CN102905782B - 乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器 - Google Patents

乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器 Download PDF

Info

Publication number
CN102905782B
CN102905782B CN201180023494.XA CN201180023494A CN102905782B CN 102905782 B CN102905782 B CN 102905782B CN 201180023494 A CN201180023494 A CN 201180023494A CN 102905782 B CN102905782 B CN 102905782B
Authority
CN
China
Prior art keywords
catalyst
reactor
catalyst bed
bed
cooling agent
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201180023494.XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN102905782A (zh
Inventor
M·M·蒂尔托维德乔乔
C·察特
S·森
P·D·帕蒂尔
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Dow Technology Investments LLC
Original Assignee
Dow Technology Investments LLC
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Dow Technology Investments LLC filed Critical Dow Technology Investments LLC
Publication of CN102905782A publication Critical patent/CN102905782A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN102905782B publication Critical patent/CN102905782B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/0242—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid flow within the bed being predominantly vertical
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/0242—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid flow within the bed being predominantly vertical
    • B01J8/0264—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid flow within the bed being predominantly vertical in a conically shaped bed
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/0285—Heating or cooling the reactor
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07D—HETEROCYCLIC COMPOUNDS
    • C07D301/00—Preparation of oxiranes
    • C07D301/02—Synthesis of the oxirane ring
    • C07D301/03—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds
    • C07D301/04—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with air or molecular oxygen
    • C07D301/08—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with air or molecular oxygen in the gaseous phase
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07D—HETEROCYCLIC COMPOUNDS
    • C07D301/00—Preparation of oxiranes
    • C07D301/02—Synthesis of the oxirane ring
    • C07D301/03—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds
    • C07D301/04—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with air or molecular oxygen
    • C07D301/08—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with air or molecular oxygen in the gaseous phase
    • C07D301/10—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with air or molecular oxygen in the gaseous phase with catalysts containing silver or gold
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00115—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements inside the bed of solid particles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00115—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements inside the bed of solid particles
    • B01J2208/00141—Coils
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00548—Flow
    • B01J2208/00557—Flow controlling the residence time inside the reactor vessel
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00796—Details of the reactor or of the particulate material
    • B01J2208/00893—Feeding means for the reactants
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/02—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor with stationary particles

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Fluid Mechanics (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Epoxy Compounds (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

使用多相催化剂固定床由烃经部分氧化生产气态环氧乙烷的方法和反应器，包括：-将气态乙烯、氧气、载气、和催化剂促进剂引入具有催化剂床的反应器，该催化剂床具有一定的长度使得在反应器出口和入口之间的所述催化剂床长度上的流出面积和流入面积的绝对比值差在催化剂床的任何地方小于或等于约1.3M；所述催化剂具有高于约80％的选择性；-通过所述壳内部至少一个冷却剂换热器循环热交换流体；所述换热器具有冷却剂流动横截面积与冷却表面积的比值小于1；-使所述气态乙烯、氧气、载气、和催化剂促进剂流过所述催化剂和所述反应器中的出口区；所述区设置成从催化剂床流到换热器的平均保留时间少于或等于4秒，以骤冷所述反应并产生气态环氧乙烷产物。

Description

乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器
技术领域
当前，乙烯部分氧化生产环氧乙烷(EO)的反应器通常使用单个传统固定床管壳式换热器(FB)，其中催化反应在管中发生。由于重量和尺寸因素，这类反应器的制造已经达到工程和运输极限。传统设计中通常有8000-14000根管，管内部直径(Dt)可达2″并排布在直径(Ds)为6-9米(M)的壳直径中且管板(tube sheet)厚度接近1.0英尺到2.0英尺。考虑到不断改进的催化剂配方在这样的反应器的寿命内提高了80％到95％的平均选择性，理论上可以使用具有更大Dt和Ds的反应器以提供更加经济、有利的工艺。需要对EO催化剂的效率超过80％的反应器结构作为可选平台，其具有较低的重量并提供较低的通过反应器的压降，因此由于与使用传统的FB反应器相比的较低的运行和资本成本，可以提供较高的资本投资回报。
概述
在一个实施方式中，本公开涉及使用封闭在反应器壳内的固定床中的高效多相催化剂从烃的部分氧化生产烯化氧的反应器。所述反应器可以包括具有一定长度的壳和限定催化剂床形状的体积，所述催化剂床形状具有一定长度使得在出口和入口之间的催化剂床长度上的流出面积和流入面积的绝对比值差(ratio difference)在反应器床的任何地方小于或等于约1.3M。催化剂床限定了选择性大于约80％的处理侧(process side)，并且催化剂床具有小于壳长度的长度和限定其体积小于壳体积的宽度。所述反应器还包括固定床出口区，其配置成使气态产物从催化剂床流过换热器的平均保留时间少于或等于约4秒，以骤冷涉及烯化氧产物的不希望的副反应。所述反应器还包括至少一个在反应器内部的带有外表面和内表面的流体冷却剂封闭腔(enclosure)换热器。这种冷却剂封闭腔的外表面与催化剂床相接触。所述冷却剂封闭腔有用于热交换流体流经的入口和出口。所述冷却剂封闭腔还限定了冷却剂流动横截面积与冷却表面积之比远小于1的冷却表面积并且冷却剂侧的压力可以高于处理侧的压力。
在另一个实施方式中，本公开涉及至少一种使用封闭在反应器壳内的固定床中的高效环氧乙烷催化剂由乙烯部分氧化生产环氧乙烷的方法。在一个实施方式中，所述方法可能包括将足量的气态乙烯、氧气、载气(ballast gas)，包括但不限于甲烷，惰性气体如N2、He、Ar和任意其它惰性气体，以及至少一种催化剂促进剂，例如，但不限于氧化氮、氯乙烯、氯乙烷、和其它，引入到反应器的入口中并且使乙烯、氧气、载气和促进剂流过环氧乙烷(EO)催化剂床，所述催化剂床提供对EO高于约80％的选择性。所述反应器可以包括具有一定长度的壳和限定催化剂床形状的体积，所述催化剂床形状具有一定长度使得在出口和入口之间的催化剂床长度上的流出面积和流入面积的绝对比值差在反应器床的任何地方小于或者等于约1.3M。本方法还包括使热交换流体在包含在反应器催化剂床内的冷却剂封闭腔中循环。冷却剂封闭腔限定了冷却剂侧，且所述冷却剂侧的压力可以大于处理侧。所述冷却剂封闭腔具有与催化剂床相接触的外表面和用于热交换流体通过其循环的入口和出口。通常，所述冷却剂封闭腔限定了冷却剂流动横截面积与冷却表面积之比远远小于1的冷却表面积。所述反应器还包括固定床出口区，其配置成使气态产物从催化剂床的出口流过换热器的平均保留时间少于或等于4秒，以骤冷涉及环氧乙烷产物的不希望的副反应。
附图简要说明
图1是根据至少一个实施方式的反应器示意图；
图1A是图1中热交换流体封闭腔的横截面视图；
图2A是对GHSV为5631l/hr的低选择性催化剂的横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)的评估；
图2B是对GHSV为7525l/hr的低选择性催化剂的横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)的评估；
图2C是热交换面积和催化剂体积之比随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，对低选择性催化剂产生不同工作速率；
图2D是热交换面积和催化剂体积之比随低选择性催化剂在不同GHSV值时XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图；
图2E是热交换面积和催化剂体积之比随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率；
图2F是热交换面积和催化剂体积的比值随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率的；
图2G是热交换面积和催化剂体积的比值随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率；
图2H是与STR情形相比，对于低选择性催化剂的具有多种热交换面积对催化剂体积(或管ID)比值的可行的具有冷却剂管的XCSA设计的NPV节省随反应器床长度的变化图；
图3A是具有横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)对高选择性催化剂在GHSV为6652l/hr的评估；
图3B是具有横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)对高选择性催化剂在GHSV为8500l/hr的评估；
图3C是热交换面积和高选择性催化剂的催化剂体积之比随具有多种管直径的XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图；
图3D是热交换面积和高选择性催化剂的催化剂体积之比随具有不同的GHSV值的XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图；
图3E是热交换面积和催化剂体积之比值随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计对高选择性催化剂在不同冷却剂温度下产生不同工作速率；
图3F是热交换面积和催化剂体积之比值随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化图，所述XCSA反应器设计对高选择性催化剂在不同冷却剂温度下产生不同工作速率；
图3G是对于高选择性催化剂和具有多种热交换面积对催化剂体积(或管的ID)比值，具有冷却剂管OD为0.75″的可行的XCSA设计的NPV节省随床长度的变化图，与之相对照的是STR情形；
图4是径向流反应器和锥形催化剂床反应器设计的示意图。
图5A是与STR情形相比，对于低选择性催化剂的具有平行于冷却剂载体(CSA)流动的催化剂-在-壳侧径向流动设计的评估；
图5B是与STR情形相比，对于低选择性催化剂的具有平行于冷却剂载体(CSA)流动的催化剂-在-壳侧径向流动设计的评估；
图6A是与STR情形相比，对于高选择性催化剂的具有平行于冷却剂载体(CSA)流动的催化剂-在-壳侧径向流动设计的评估；
图6B是与STR情形相比，对于高选择性催化剂的具有平行于冷却剂载体(CSA)流动的催化剂-在-壳侧径向流动设计的评估；
图7显示了XCSA反应器设计和传统反应器设计对低选择性催化剂在不同的催化剂床孔隙率和密度范围内的性能比较；
图8显示了XCSA反应器设计和传统反应器设计对高选择性催化剂在不同的催化剂床孔隙率和密度范围内的性能比较；
详细说明
现在转到附图，其中相同的数字代表相同的结构，图1是具有壳封闭腔12的反应器10的示意图，所述壳罩12具有限定内部空间14的长度和宽度。所述壳是具有内表面16和外表面18，被隔离层20隔开的壁。虽然所述壳被示意性展示，但所属领域的技术人员理解其可以被制造成任意所需的形状。所述壳用具有足够强度的材料构造，以承受所属领域熟知的随着反应器运行引起的内部压力。所述反应器还配备入口22，用于烃或其它气态原料，例如乙烯、氧气、载气、及气态催化剂促进剂进入进料分布装置24和用于气态流出严物的出口26。就这一点而言，很明显，对于所属领域的技术人员，术语“载气”可理解为，但并不限于，CO2、CH4，惰性气体如N2、氦、氩、或任意其它稀有气体。同样地，催化剂促进剂可以是，但不限于，氧化氮(NO)，尤其是对于高选择性催化剂，可以是氯化物、氯乙烯、氯乙烷、乙烷，及任意其它适用的气态促进剂。所述壳的入口和出口被配制成产生在流出反应器内的固定床反应区进入出口管31之前约5ft/s(1.5m/s)到约25ft/s(7.6m/s)的出口气体速度。气态流入和流出在催化剂床长度上具有如下流入和流出面积的绝对差异比值：约0.8米到约1.3米且更优选为0.9米到1.2米。在一个实施方式中，所述壳在气态原料流入和气态流出产物流出期间的内部压力小于350psig。
在入口和出口之间，在所述壳内带有选自高选择性或低选择性催化剂的催化剂床28，用于将气态原料例如乙烯，以后面所描述的方式氧化为环氧乙烷。催化剂床也被称为反应器的处理侧并且具有一定的长度和宽度，并限定了小于壳体积的体积。在任意处A1和A2，在入口和出口之间，催化剂床具有的长度L1使得在出口和入口之间的催化剂床长度上的流出面积和流入面积之间具有以(A2-A1)/L1表示的绝对比值差，该绝对比值差小于或等于约1.3m。靠近出口的是固定床出口区30，以尽可能减少流出产物材料在离开催化剂床后的保留时间。通常，固定床出口区设定为气态产物流从催化剂床的出口到换热器少于或大约4s的平均保留时间，以骤冷任意不期望的进一步将烯化氧产物转化为其它不需要的副产物如CO2、H2O、碳和CH4的副反应。
催化剂可以选自在催化剂寿命内的任意时刻在所需的反应条件下展现出对环氧乙烷的选择性高于80％的催化剂。环氧化反应的“选择性”，与“效率”同义，指的是转化的或反应的形成特定产品的烯烃的相对量(以分数或百分数计)。例如，“对环氧乙烷的效率”指的是基于摩尔的转化或反应形成环氧乙烷的乙烯的百分数。
所述“多相催化剂”包含催化性金属和载体。所述载体(也被称为“负载”)可以选自范围广泛的惰性载体材料。这些载体材料可以是天然的或人造的无机材料且它们包括碳化硅、粘土、浮石、沸石、炭和碱土金属碳酸盐，如碳酸钙。优选耐火载体材料，如氧化铝、氧化镁、氧化锆和二氧化硅。最优选的载体材料是α-氧化铝。在一个示例性实施方式中，银被沉积在催化剂载体上作为一种或多种固体促进剂。
有多种熟知的适用于制备环氧乙烷催化剂的载体的方法。这些方法中的某些已描述在例如美国专利号4,379,134、4,806,518、5,063,195、5,384,302、美国专利申请20030162655等中，所述专利和专利申请引入本文作为参考。例如，至少95％纯度的α-氧化铝载体可以通过复合(混合)原料，挤出、干燥和高温煅烧制得。这种情况下，原料通常包括一种或多种具有不同性能的α-氧化铝粉末，可以添加作为粘合剂以提供物理强度的粘土型材料，以及用在混合物中在煅烧步骤中除去后可以提供所需的孔隙率的可燃尽材料(通常是有机化合物)。最终载体的杂质量由所用原料的纯度以及它们在煅烧步骤中的挥发度决定。常见的杂质为二氧化硅、碱金属和碱土金属氧化物和痕量的金属和/或含非金属的添加剂。制备具有特别适合环氧乙烷催化剂应用的性能的载体的另一种方法包括可选地混合硅酸锆和一水软铝石(AlOOH)和/或γ-氧化铝，使氧化铝与含有酸性组分和卤素阴离子(优选氟阴离子)的混合物胶溶以提供胶溶的卤化氧化铝，成形(例如，通过挤出或压制)胶溶的卤化氧化铝以提供成形的胶溶卤化氧化铝，干燥成形的胶溶卤化氧化铝以提供干燥的成形的氧化铝，并且煅烧所得的干燥的成形的氧化铝以提供可选地改性α-氧化铝载体球粒。
所述α-氧化铝载体的比表面积优选至少约0.5m2/g、更优选至少约0.7m2/g。表面积通常小于约10m2/g、优选小于约5m2/g。所述α-氧化铝载体的孔体积优选至少约0.3m3/g、更优选约0.4m3/g到1.0m3/g并且平均孔直径约1到50微米。可以应用多种载体形貌，包括球粒、圆筒、带一个或多个纵轴开口的圆筒、块状、片状、板状、丸状、环状、球状、车轮状、鞍环状和具有星形内和/或外表面的环状。
用于生产烯化氧，例如，环氧乙烷或环氧丙烷的催化剂可用上述的载体通过将载体在一种或多种银化合物的溶液中浸渍，将银沉积在载体的孔中并按照本领域中已知的还原银化合物来制备。参见例如Liu等的美国专利号6,511,938和Thorsteinson等的美国专利号5,187,140，其以引用的方式并入本文中。
已知的用于制备环氧乙烷的催化剂的固体促进剂的实例包括钾、铷、铯、铼、硫、锰、钼和钨的化合物。在制备环氧乙烷的反应中，促进剂在催化剂上的特定形式可能未知。固体促进剂的组份和其特征以及引入促进剂作为催化剂的一部分的方法的例子描述在Thorsteinson等的美国专利号5,187,140中，尤其是在11到15栏中，Liu等的美国专利号6,511,938，Chou等的美国专利号5,504,053、Soo等的美国专利号5,102,848、Bhasin等的美国专利号4,916,243、4,908,343和5,059,481以及Lauritzen的美国专利号4,761,394、4,766,105、4,808,738、4,820,675和4,833,261，所有都以引用的方式并入本文中。固体促进剂通常在使用前作为化学复合物添加到催化剂中。
所述催化剂可以是球粒状的，其扩散长度为约0.02英寸到约0.07英寸、更优选从约0.025英寸到约0.06英寸。所述的球粒扩散长度可以由催化剂球的体积与可供反应物透过和扩散的外表面的比值来确定。更详细的定义和实例可以在“Chemical ReactionEngineering”，Second Edition，Wiley & Sons，1972第476页上找到，其以其全部内容以引用的方式并入。如果使用低选择性的催化剂，优选催化剂床长度应大于或等于约9.5米，如果高选择性的催化剂用作催化剂床，优选的床长度应大于或等于约8.5米。
反应器还配有冷却剂流体封闭腔换热器32，其具有入口34和出口36，用于热交换流体以与气态原料流过催化剂床方向平行或交叉的方式循环通过反应器。如图1A中所见，冷却剂封闭腔通常被称为反应器的冷却剂侧，并且具有与催化剂床相接触的外表面38，及与热交换流体接触的内表面40。冷却剂封闭腔限定了热交换流体流动横截面积与冷却表面积之比远小于1的冷却表面积。而且，冷却剂封闭腔表面积与催化剂床体积之比优选小于或等于约187l/m。当压力最高约750psig或5170kPa的表压时，热交换流体可以是冷却剂封闭腔中的沸水，以维持催化剂床内的温度为最高约270℃的温度。此外，冷却剂侧的压力优选大于反应器处理侧的压力。
通常，所述催化剂床具有显示出选择性大于80％的氧化催化剂，且，如前所述，气态原料通过催化剂床的流动可以与热交换流体在热交换流体封闭腔中流动方向平行或交叉。相应地，冷却剂封闭腔的流动可以是相对于气态原料流经催化剂床的方向平行、螺旋、垂直或任意其它方向。
实施例
提供下面的实施例以举例证明本发明的各个方面。本领域技术人员理解它们不应该被解释为对本发明的范围和精神的限制。对于实施例中讨论的所有的图，“XCSA”意思是横向流的催化剂-在-壳内的反应器；“GHSV”意思是气时空速，意思是催化剂体积比；“SI”意思是计算的敏感度指数；“ΔP”意思是压降及“STR”意思是催化剂床在管中的传统反应器。
表A：
除非另有说明，否则表A中给出的反应条件适用于下面的实施例中显示的所有计算。
实施例1
对低选择性(LS)环氧乙烷催化剂体系和高选择性(HS)环氧乙烷催化剂体系之间就其相应的粒子直径(Dp)、孔隙率(ε)、床密度(ρB)、寿命开始选择性(BOL)和典型的寿命终结选择性(EOL)参数进行了比较。表1列出了低选择性催化剂和高选择性催化剂的一些典型参数。
表1：低和高选择性催化剂的参数
实施例2
图2A是对GHSV为5631l/hr的低选择性催化剂的具有横向流(XCSA)的催化剂-在-壳侧反应器设计的评价。给出了与具有2″管OD(1.83″ID)的传统的具有催化剂-在-管内(STR)设计的壳管反应器的比较情形。对于如上面实施例1中公开的范围为80-86％的低选择性(LS)催化剂，GHSV为5631l/hr的0.75″冷却剂管的具有横向流的催化剂-在-壳侧设计的显示出对于传统的具有2″管OD(1.83″ID)的催化剂在管中(STR)设计的管壳式反应器的优势。所述STR情形管的ID是使得热交换面积对催化剂体积的比值是86l/m。这种情况下，XCSA设计将显示出改进的稳定性，其如图2A所示，通过随着6.7和11.7米之间的XCSA反应器床长度的增大的计算敏感度指数(SI)、降低的重量和降低的压降(ΔP)和甚至降低的所显示出。也很明显的是，ΔP随着床长度减小而减小，而相反的，反应器重量随着床长度减小而增大。
图2B是对具有GHSV为7525l/hr的低选择性催化剂的横向流(XCSA)的催化剂-在-壳侧反应器设计的评价。给出了与具有2″管OD(1.83″ID)的，催化剂-在-管内催化剂(STR)设计的传统管壳反应器的比较情形。通过使用GHSV为7531l/hr的XCSA概念，图2B中的反应器将显示出与图2A中的反应器相似的改进。表2显示了根据LS催化剂得到的详细计算结果并且其也显示了通过使用不同的冷却管OD，预计在XCSA设计中可以达到类似的优于使用2″OD管(和1.83″ID)的STR设计的改进，同时保持催化剂床体积和其它操作条件(冷却剂温度、GHSV、产率、入口压力、入口气体温度)与STR情形类似，并且SI、EO出口浓度，和选择性类似于或好于STR情形中的那些。此外，表2也显示在各种冷却管OD(例如，XCSA 2、5和8)下可获得值(以及因此反应器的重量)的重大改进，而同时仍提供比STR情形中较低的ΔP。也要注意，对于在多种冷却管OD下，ΔP可以远低于STR情形而同时仍保持着较低的重量比(例如，情形XCSA3、6和9)。
表2：低选择性催化剂在GHSV为5631l/hr时，对具有横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)的评价以及与传统的固定床反应器的比较。
图2C显示的是热交换面积和催化剂体积之比随着XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率(工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示)。还绘出了关于STR情形(2″OD和Dti＝1.83″的STR)的ΔP、1/SI和重量比值随床长度的变化。图2C也显示出对于不同冷却剂温度并因此不同的产率，XCSA设计优于的STR设计的预测。更重要的是，图2C也显示当催化剂床的长度等于或大于6.5米时，XCSA设计概念的总是低于或等于86l/m的的预测。此外，这也预示着对所有的冷却剂管OD为0.6″到1.5″和不同的冷却剂温度都适用。注意，图2C也表明随着床长度达到大约11米，XCSA设计可以提供比STR设计更低的重量、更高的稳定性和更低的ΔP。
图2D显示了热交换面积和催化剂体积之比对低选择性催化剂在不同的GHSV值时随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图；STR情形(2″OD和Dti＝1.83″的STR)的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化被绘出。图2D示例说明了与的STR设计情形相比，具有多种GHSV值的具有更低的XCSA设计具有预测的优点。如上述文献以及表2所示，预知的反应器ΔP和稳定性也都优于床长度达11米的STR设计。
图2E显示的是热交换面积和催化剂体积之比随着XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图，所述XCSA反应器设计具有多种冷却剂管直径和多种冷却剂温度，对低选择性催化剂产生不同工作速率(工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示)；也绘出了STR情形(Dti＝0.84″的传统反应器)的预测的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。如图2A到图2D中的情形，图2E表明了管OD为0.84″和的不同冷却剂温度下的STR设计和具有冷却剂管OD为0.75″到1.5″和床长的范围为6.0米到12米的XCSA设计相比，具有较小的的XCSA设计概念的预测的优势。这也说明在与具有OD为0.84″的管和床长范围为6.5米到11米的STR相同的操作条件下，图2E中的XCSA设计预期显示更好的期望的稳定性，要求较小的期望的反应器重量和ΔP。
图2F显示的是热交换面积和催化剂体积的比值随着XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图，所述XCSA反应器设计具有多种管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率(工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示)；也绘出了STR情形的(管ID为1.5″的传统反应器)所期望的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。在不同XCSA冷却剂管OD和冷却剂温度下，XCSA设计与具有1.5″的管ID和的STR设计相比，在图2A到2E中显示的相似的趋势在图2F中也得到说明。图2F也描述了期望的XCSA的有利的床长度范围为5.8米到12米。
图2G显示的是热交换面积和催化剂体积的比值随着XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图，所述XCSA反应器设计具有多种管直径和多种冷却剂温度，其对低选择性催化剂产生不同工作速率(工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示)；也绘出了STR情形(管ID为2.17″的传统反应器)所期望的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。在不同冷却剂管OD和冷却剂温度下的XCSA设计与具有2.17″ID的管或的STR设计相比，与图2A到2F中显示的相似的趋势在图2G中也得到说明。图2G也描述了所期望的XCSA有利的床长度范围为7.5米到11.5米。
最后，在图2H中绘出了相比于STR设计，所有有利的、具有多种值的XCSA设计的所期望的总净现值(NVP)改进相对于床长度的曲线。与具有管OD为2″的STR情形相比，期望从运行成本(运行ΔP)和资本成本(大约正比于反应器的重量)中节省的所期望的总的净现值(NVP)改进在沿着床长度范围内表现出最大值。对于较小的反应床长度，由于穿过反应器的较低的压降，期望源自运行成本中的净现值节省增大，而对于较大的床长度，由于较小的反应器重量，期望源自资本投资中的节省会较高。这样在8到9.5米的中等长度范围内将产生最高的期望的NVP节省。更重要的是，图2H也表明XCSA设计的期望的NVP改进可以在为186.4l/m或管OD为0.84″的STR设计的情形开始实现。
实施例3
图3A是对GHSV为6652l/hr的高选择性催化剂的横向流的催化剂-在-壳侧的反应器设计的预测性评估。所述STR情形是利用管OD为2″(1.83″ID)的催化剂-在-管中的设计的传统管壳式反应器。如此处所描述的，对于86到95％范围的高选择性(HS)催化剂，期望具有冷却剂管为0.75″的，GHSV为6652l/hr的横向流的催化剂-在-壳侧(XCSA)的设计表现出相对于管OD为2″(1.83″ID)的催化剂-在-管中(STR)的传统管壳式反应器设计的优势。所述STR情形具有相同的如实施例2中所显示的。图3A描述了所期望的XCSA设计需要比STR设计更低的值并且也显示反应器床长度在6米到9米间时预测的改进的稳定性、较小的反应器重量和较低的压降(ΔP)。
对于具有不同GHSV的情形，期望有相似的改进，如图3B所示。图3B是对高选择性催化剂在GHSV为8500l/hr的横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)的预测的评估。所述STR情形是具有管OD为2″(1.83″ID)的催化剂-在-管中的传统的管壳式反应器设计。表3显示了对HS催化剂的详细计算的预期结果，同时也显示出通过使用不同的冷却剂管OD’s，可期望实现XCSA设计优于STR设计的类似的改进，同时保持催化剂体积和其它操作条件(冷却剂温度、GHSV、产率、入口压力、入口气体温度)与STR情形类似。表3也显示在不同的冷却剂管OD’s(例如，XCSA 2，3，和8)预期得到值(因此反应器重量)的重大改进，同时仍提供与STR情形类似或较低的ΔP。注意，对于多种冷却剂管OD，期望ΔP远低于STR情形中的ΔP，且同时仍保持较小的重量比值(例如，XCSA情形下的1，2，6和7)。
表3：对于高选择性催化剂在GHSV为6652l/hr时，具有横向流的催化剂-在-壳侧反应器设计(XCSA)和与传统的固定床反应器的比较
图3C显示的是热交换面积和高选择性催化剂的催化剂体积的比值随具有多种管的XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图。工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示。也绘制出了管OD为2″(1.83″ID)的STR情形下所期望的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。图3C显示了对于不同的冷却剂温度且因此不同的生产速率下预期多种XCSA设计优于的STR设计。图3C也显示当床的长度等于或大于6.2米时，XCSA设计概念的值总是低于或等于86l/m的并且这对于所有OD为0.75″到1.5″的冷却剂管和各种冷却剂温度都适用。图3C也表明在高达大约9.5米的床长度，XCSA设计概念被期望具有与STR设计相比更低的重量、稳定性和ΔP。如上所示，在高达9.5米的床长度时，预期的反应器的ΔP和稳定性也都优于STR设计。
图3D显示的是热交换面积和催化剂体积的比值随具有不同的GHSV时的XCSA反应器的反应器床长度的变化的预测图。也绘制出了所述STR情形(Dti＝1.83″的传统反应器)中所期望的ΔP、1/SI和重量比随高选择性催化剂床长度的变化。图3D说明了对多种GHSV值的较低值的XCSA设计与具有的STR情形设计相比的所期望的优势。如上所示，在达到9.5米的床长度时，所期望的反应器的ΔP和稳定性也都优于STR设计。
图3E显示的是热交换面积和催化剂体积之比随XCSA反应器设计的反应器床长度的变化的预测图，所述XCSA反应器设计对高选择性催化剂在多种冷却温度下产生不同工作速率。工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示。也绘制了所述STR情形(管ID为0.84″的传统反应器)中所期望的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。图3E类似于图3A到3D，并且表明了在不同的冷却剂温度和设计冷却剂管OD为0.75″和床长的范围为7.5米到9.0米时，相比于管OD为0.84″和的STR设计情形，具有较小的值的XCSA设计概念的预测到的优势。图3E也说明了与具有0.84″的管OD、床长度范围为7.5到9.8M的STR相同操作条件下，XCSA设计显示出更好的期望的稳定性、所需的更小的反应器重量和更低的ΔP。
图3F显示的是热交换面积和催化剂体积之比值随高选择性催化剂在不同冷却剂温度下产生不同工作速率的XCSA反应器的反应器床长度的变化的预测图；工作速率在图例中以lbs/ft3-hr表示。也绘制了所述STR情形(管ID为1.5″的传统反应器)中所期望的ΔP、1/SI和重量比随床长度的变化。图3F类似于图3A到3E，并且显示了与具有1.5″的管ID和的STR设计情形相比，在不同的XCSA冷却剂温度下，XCSA设计的预期优势。图3F也描述了期望的XCSA具有有利的床长度范围为7.8M到9.0M。
图3G是对于高选择性催化剂，具有冷却剂管的OD为0.75″的可行的XCSA设计的预测的NPV节省随床长度的变化图，与之相对照的是具有多种热交换面积对催化剂体积(或管的ID)比值的STR情形。在图3G中绘出了对于高选择性催化剂体系，相对于STR设计的，所有有利的具有多种值的XCSA设计的预期的总净现值(NPV)提高对床长度的图。与具有管OD为2″的STR情形相比，期望从运行成本(正比于运行ΔP)和资本成本(正比于反应器的重量)中节省的所期望的总净现值(NPV)改进在沿着床长度范围上表现出最大值。对于较小反应床长度，来自操作成本的预期的NPV比较高，如图3G中所示，并且对于较大床长度，由于较小的反应器重量，来自资本投资中的预期的节省较高，见图3F。这样在7.0到8.5米的中等长度范围内将产生最高的预期的NPV节省。更重要的是，图3G也表明可以预期XCSA设计的NPV的提升对于为186.4l/m或管OD为0.84″的STR设计的情形得以实现。
实施例4
本实施例说明了在过程流方向上具有变化面积的反应器催化剂床的预期影响。在催化剂床长度上的流出和流入面积间的绝对比值差AL小于1.3M表明了反应器在这些地方运行具有足够的稳定性。对于管式反应器，其以图4所示的具有角度为9°的截锥型催化剂床为代表。所述9°角表示在壳和管中的预期的膨胀使得热交换面积对催化剂体积维持在67(1/M)。如表5所示的径向流反应器的情况下，当AL大于1.3M时，预期反应会因为流动速率随着床长度降低并降低热交换速率而失控。
表5.冷却剂管OD为0.75″和的恒定催化剂体积下的径向流设计和可变面积设计的设计变量。
实施例5
图5A显示了对于如实施例1)中所见的LS催化剂，具有0.75″的冷却剂管OD的预期可行的催化剂-在-壳内的设计，其中反应气体平行(CSA)、于热交换表面积流动。这种情况与具有2″OD的管(1.83″ID)的催化剂-在-管中(STR)的设计的传统管壳式反应器做了比较。期望CSA设计所需的热交换面积对催化剂体积与STR情形 相同。所述横向流配置(XCSA)期望比具有较低的值(XCSA设计所需的最小的值比STR情形低22％)的CSA设计提供更好的热交换性能。带有横向流配置的XCSA设计的热交换效率预计几乎是CSA设计的两倍。与具有床长度范围为9米到11米的CSA设计相比，对于所述XCSA设计的更广泛可行的催化剂-在-壳中的设计窗口预期能在6.7米到11米的范围内实现。这可以在图2A与图5A的比较中看出。与仅比STR情形低50％的CSA设计的预期最小的ΔP相比，所述XCSA设计的预期最小的ΔP比STR情形低80％。与比STR情形低31％的CSA设计的预期的最小反应器重量相比，可行的XCSA设计的预期的最小反应器重量比STR情形低42％。类似地，图5B也显示了与STR情形相比，具有1″的OD的冷却剂管CSA设计的预期优势。所述XCSA设计的总的预期性能优于CSA设计，具有较低的值、较低的ΔP、较小的反应器重量及更好的反应器稳定性。
实施例6
图6A显示了对于如实施例1)中所见的HS催化剂，具有0.75″的冷却剂管OD的预期可行的催化剂-在-壳中的设计，其中反应气体平行(CSA)于热交换表面积流动。所述CSA设计所需的热交换面积对催化剂体积与STR情形相同。预侧的XCSA的所述横向流配置提供了比具有较低值的CSA设计更好的热交换性能。注意的是XCSA设计所需的最低的预期的值比STR情形低20％。具有横向流配置的XCSA设计的热交换效率预期几乎是CSA设计的两倍。与具有床长度范围为7.6米到8.8米的CSA设计相比，对于所述XCSA设计的更广泛可行的催化剂-在-壳中的设计窗口预期能在6.0米到9米的范围内实现。这可以在图3A与图6A的比较中看出。与仅比STR情形低37％的CSA设计的预期最小的ΔP相比，XCSA设计的预期的最小的ΔP比STR情形低50％。与比STR情形低27％的CSA设计的预期的最小反应器重量相比，可行的XCSA设计的期望的最小反应器重量比STR情形低37％。所描述的STR情形是具有2″管OD(1.83″ID)的催化剂-在-管中(STR)设计的传统管壳式换热器。
图6B是与STR情况相比，对高选择性催化剂在具有平行于冷却剂载体流动(CSA)的预测的催化剂-在-壳侧径向流动设计的评估。如图6A中的情形，图6B显示了具有1″的冷却剂管OD的CSA设计与STR情形相比的预期优势。所述XCSA设计的总的性能预期优于CSA设计，具有较低的值、较低的ΔP、较小的反应器重量及更好的反应器稳定性。
实施例7
图7中显示了XCSA设计的所期望的孔隙率和催化床密度对低选择性EO催化剂体系的影响。孔隙率(ε)相比于典型值0.44从0.4变化到0.48。图7显示对于所有孔隙率范围和相应的催化剂床密度范围，所述XCSA设计被期望总是优于相应的STR情形，具有更低的ΔP、更小的反应器重量和更好的反应器稳定性。所预测的优选催化剂床孔隙率范围为0.43-0.45。
实施例8
图8中显示出XCSA设计的孔隙率和催化床密度对高选择性EO催化剂体系的预测的影响。孔隙率(ε)相比于典型值0.435从0.4变化到0.48。图8显示对于所有孔隙率范围和相应的催化床密度范围，所述XCSA设计总是期望优于传统的STR情形，具有更低的ΔP、更小的反应器重量和更好的反应器稳定性。所期望的优选催化剂床孔隙率范围为0.42-0.44。
本领域的技术人员认为本说明中使用的词语是描述性词语而非限制性词语。在不背离在随附的权利要求中提出的本发明的范围和精神下阅读本申请，许多变化和修改对本领域的技术人员来说是显而易见的。

Claims (17)

1.使用封闭在反应器壳内的固定床中的多相催化剂由烃的部分氧化生产气态环氧乙烷产物的方法，其包括： 
将足量的气态乙烯、氧气、载气、和催化剂促进剂引入具有入口和出口的反应器内，所述反应器具有一定的长度和一定宽度的壳以限定反应器体积；所述反应器体积限定催化剂床的形状；所述催化剂床具有一定长度使得在反应器出口和入口之间的所述催化剂床长度上的流出面积和流入面积的绝对比值差在催化剂床的任何地方小于或者等于1.3米；所述催化剂床限定了处理侧并且具有高于80％的选择性，所述催化剂床长度小于壳长度并且体积小于所述反应器壳的体积； 
循环热交换流体通过所述壳内部的至少一个冷却剂封闭腔换热器以限定方法的冷却剂侧；所述冷却剂封闭腔配备有外表面和内表面；所述冷却剂封闭腔外表面与所述催化剂床相接触且具有入口和出口以供冷却剂流体流过；所述冷却剂封闭腔还限定了冷却剂流动横截面积与冷却表面积的比值小于1的冷却表面积；所述冷却剂侧具有比所述处理侧高的压力，且使所述气态乙烯、氧气、载气、和催化剂促进剂流过所述催化剂床并且通过所述反应器中的固定催化剂床出口区；所述区被配置成使所述气态乙烯、氧气、载气、和催化剂促进剂从催化剂床流到换热器的平均保留时间少于或等于4秒，以骤冷氧化反应，以得到气态环氧乙烷产物并且使所述气态环氧乙烷产物流过所述反应器出口。 
2.权利要求1的方法，其中所述气态乙烯、氧气、载气和催化剂促进剂流过催化剂床的方向与所述热交换流体流过所述冷却剂封闭腔的方向是交叉的。 
3.权利要求1的方法，其中所述乙烯、氧气、载气和催化剂促进剂的所述入口和环氧乙烷的所述出口被配置成产生在离开固定催化剂床在反应器出口内进入出口管前至少5ft/s的排气速度。 
4.权利要求1的方法，其中总冷却表面积与催化剂床体积的比值小于或等于187(1/m)。 
5.权利要求1的方法，其还包括在骤冷所述氧化反应前从反应的催化剂床加热组件移除含有环氧乙烷的流出物并在头室中收集所述流出物以使返混最小化。 
6.权利要求1的方法，其中所述热交换流体在所述冷却剂封闭腔中在最高750psig的压力时为沸水，以维持催化剂床中最高270℃的温度。 
7.权利要求1的方法，其中所述壳具有所述气态乙烯、氧气的流入和气态产物的流出的低于350psig的内部压力。 
8.权利要求1的方法，其中所述冷却剂封闭腔的横截面积至少等于一个具有最多0.2″到1.8″范围内的内径的管。 
9.权利要求1的方法，其中配置所述乙烯的入口和所述含有环氧乙烷流出产物的出口，使产生的离开固定床的气体速度范围为15ft/s到25ft/s。 
10.权利要求1的方法，其中包含乙烯、氧气、载气和促进剂的气体的所述入口，和所述环氧乙烷流出产物出口具有如下的在所述催化剂床长度上的入口和出口流面积的绝对比值差：0.8米到1.3米。 
11.权利要求1的方法，其中所述气态乙烯、氧气、载气和催化剂促进剂流过催化剂床平行于所述热交换流体流过所述冷却剂封闭腔。 
12.权利要求1的方法，其中所述催化剂由扩散长度从0.02英寸到0.07英寸的球粒组成。 
13.权利要求1的方法，其中所述催化剂床长度大于9.5米。 
14.权利要求1的方法，其中所述催化剂床长度大于8.5米。 
15.权利要求1的方法，其中所述催化剂床的孔隙率范围为从0.38到0.49。 
16.使用封闭在反应器壳内的固定床中的高效多相催化剂由烃 的部分氧化、催化剂促进剂和载气生产气态烯化氧的反应器，其包括： 
具有入口和出口的壳；所述壳具有一定的长度和宽度以限定反应器的内部体积； 
由所述反应器体积限定的催化剂床形状，所述催化剂床具有一定的长度以使在反应器出口和入口之间的所述催化剂床长度上的流出面积和流入面积的绝对比值差在催化剂床的任何地方小于或等于1.3米；所述催化剂床包括选择性大于80％的催化剂，所述催化剂床限定了处理侧并且具有小于所述壳长度的长度和小于所述壳体积的体积；固定床出口区，其被设置成使通过所述催化剂床到换热器的气流的平均保留时间小于或等于4秒以骤冷反应；所述催化剂床形成所述反应器的处理侧；且 
在所述壳内部体积中至少有一个冷却剂封闭腔换热器以限定反应器的冷却剂侧，所述冷却剂封闭腔具有外表面和内表面以限定热交换流体流动路径；所述冷却剂封闭腔的外表面与所述催化剂相接触，所述冷却剂封闭腔具有入口和出口以供热交换流体流过所述冷却剂封闭腔的内表面；所述冷却剂封闭腔进一步限定了冷却剂流动横截面积与冷却表面积的比值为远小于1的冷却表面积；所述冷却剂侧的压力大于或等于所述处理侧。 
17.权利要求16中的反应器，其中用于气态烯烃、氧气、催化剂促进剂和载气的所述入口和用于气态烯化氧的所述出口设置成产生离开固定床的气体速度范围为5ft/s到25ft/s。 
CN201180023494.XA 2010-03-17 2011-03-17 乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器 Active CN102905782B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US31467710P 2010-03-17 2010-03-17
US61/314,677 2010-03-17
PCT/US2011/028763 WO2011116157A1 (en) 2010-03-17 2011-03-17 Catalytic fixed bed reactor for producing ethylene oxide by partial oxidation of ethylene

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN102905782A CN102905782A (zh) 2013-01-30
CN102905782B true CN102905782B (zh) 2015-04-08

Family

ID=43899617

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201180023494.XA Active CN102905782B (zh) 2010-03-17 2011-03-17 乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器

Country Status (6)

Country Link
US (2) US9073034B2 (zh)
EP (1) EP2547434B1 (zh)
CN (1) CN102905782B (zh)
CA (1) CA2793500C (zh)
TW (1) TWI496618B (zh)
WO (1) WO2011116157A1 (zh)

Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104650006B (zh) * 2013-11-18 2017-10-17 岳阳昌德化工实业有限公司 一种烯烃环氧化的方法
US10737236B2 (en) 2015-11-23 2020-08-11 Sabic Global Technologies B.V. Structural catalyst with internal heat transfer system for exothermic and endothermic reactions

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB472629A (en) * 1936-01-24 1937-09-24 Distillers Co Yeast Ltd Improvements in process and apparatus for carrying out exothermic reactions
CN1768048A (zh) * 2003-02-28 2006-05-03 国际壳牌研究有限公司 制备环氧乙烷的方法
CN101397282A (zh) * 2007-09-28 2009-04-01 中国石油化工股份有限公司 一种制备环氧丙烷的方法
CN201301294Y (zh) * 2008-11-03 2009-09-02 山东科技大学 一种带有急冷段的列管式环氧乙烷反应器

Family Cites Families (29)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3252505A (en) * 1962-06-22 1966-05-24 Chrysler Corp Rotary heat exchanger
DE2204539A1 (de) 1972-02-01 1973-08-23 Inst De Cercetari Pentru Chimi Apparat zur durchfuehrung chemischer reaktionen
US4916243A (en) 1979-03-20 1990-04-10 Union Carbide Chemicals And Plastics Company Inc. New catalyst composition and process for oxidation of ethylene to ethylene oxide
SU980802A1 (ru) * 1981-01-04 1982-12-15 Предприятие П/Я В-8585 Контактный аппарат с неподвижным слоем зернистого материала
US4379134A (en) 1981-02-13 1983-04-05 Union Carbide Corporation Process of preparing high purity alumina bodies
AT382393B (de) * 1984-06-18 1987-02-25 Voest Alpine Ag Haspel
US5059481A (en) 1985-06-17 1991-10-22 Viskase Corporation Biaxially stretched, heat shrinkable VLDPE film
GB2190855A (en) 1986-05-28 1987-12-02 Shell Int Research Process for the preparation of a silver-containing catalyst
US4766105A (en) 1986-10-31 1988-08-23 Shell Oil Company Ethylene oxide catalyst and process for preparing the catalyst
US4761394A (en) 1986-10-31 1988-08-02 Shell Oil Company Ethylene oxide catalyst and process for preparing the catalyst
US4820675A (en) 1986-10-31 1989-04-11 Shell Oil Company Ethylene oxide catalyst & process for preparing the catalyst
US4808738A (en) 1986-10-31 1989-02-28 Shell Oil Company Ethylene oxide process
US4833261A (en) 1986-10-31 1989-05-23 Shell Oil Company Ethylene oxide process
US4908343A (en) 1987-02-20 1990-03-13 Union Carbide Chemicals And Plastics Company Inc. Catalyst composition for oxidation of ethylene to ethylene oxide
CN1009437B (zh) 1988-02-03 1990-09-05 中国石油化工总公司 乙烯氧化制环氧乙烷高效银催化剂
GB8810006D0 (en) 1988-04-27 1988-06-02 Shell Int Research Process for preparation of ethylene oxide
CA1337722C (en) 1989-04-18 1995-12-12 Madan Mohan Bhasin Alkylene oxide catalysts having enhanced activity and/or stability
US5187140A (en) 1989-10-18 1993-02-16 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Alkylene oxide catalysts containing high silver content
US5102848A (en) 1990-09-28 1992-04-07 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Catalyst composition for oxidation of ethylene to ethylene oxide
EP0480538B1 (en) 1990-10-12 1998-09-02 UNION CARBIDE CHEMICALS & PLASTICS TECHNOLOGY CORPORATION, Three Cristina Centre Alkylene oxide catalysts having enhanced activity and/or stability
JP2778878B2 (ja) 1991-09-12 1998-07-23 株式会社日本触媒 エチレンオキシドの製造方法
US5384302A (en) 1993-09-08 1995-01-24 Norton Chemical Process Products Corp. Catalyst carrier
JPH11139802A (ja) * 1997-11-04 1999-05-25 Aisin Seiki Co Ltd 燃料電池用改質装置
US6309768B1 (en) * 1999-07-02 2001-10-30 International Fuel Cells Llc Process for regenerating a carbon monoxide oxidation reactor
DE10000584A1 (de) 2000-01-10 2001-07-12 Basf Ag Verfahren zur katalytischen Gasphasenoxidation zu Maleinsäureanhydrid
MX246250B (es) 2001-02-08 2007-06-07 Scient Design Co Sistema de reaccion exotermica.
US6831037B2 (en) 2002-02-25 2004-12-14 Saint-Gobain Norpro Corporation Catalyst carriers
JP2006131562A (ja) * 2004-11-08 2006-05-25 Sumitomo Chemical Co Ltd プロピレンオキサイドの製造方法
US7459589B2 (en) 2005-12-22 2008-12-02 Shell Oil Company Process for the preparation of an alkylene glycol

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB472629A (en) * 1936-01-24 1937-09-24 Distillers Co Yeast Ltd Improvements in process and apparatus for carrying out exothermic reactions
CN1768048A (zh) * 2003-02-28 2006-05-03 国际壳牌研究有限公司 制备环氧乙烷的方法
CN101397282A (zh) * 2007-09-28 2009-04-01 中国石油化工股份有限公司 一种制备环氧丙烷的方法
CN201301294Y (zh) * 2008-11-03 2009-09-02 山东科技大学 一种带有急冷段的列管式环氧乙烷反应器

Also Published As

Publication number Publication date
WO2011116157A1 (en) 2011-09-22
TWI496618B (zh) 2015-08-21
US10010856B2 (en) 2018-07-03
EP2547434A1 (en) 2013-01-23
US9073034B2 (en) 2015-07-07
CA2793500C (en) 2019-01-15
CA2793500A1 (en) 2011-09-22
TW201143892A (en) 2011-12-16
CN102905782A (zh) 2013-01-30
US20130144073A1 (en) 2013-06-06
EP2547434B1 (en) 2020-01-08
US20150336064A1 (en) 2015-11-26

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US7132555B2 (en) Rod-shaped inserts in reactor tubes
EP1170250B1 (en) Method for producing chlorine
US8933254B2 (en) Process for making ethylene oxide
US20090270640A1 (en) Method for production of ethylene oxide in a microchannel reactor
JP4664968B2 (ja) 発熱化学反応を行うための流動床法及びこれに用いられる反応器
KR20080077020A (ko) 산화올레핀 또는 산화올레핀에서 유도할 수 있는화학물질의 제조방법
US20060054314A1 (en) Process for manufacturing ethylene oxide
AU2005289799A1 (en) A process for selecting shaped particles, a process for installing a system, a process for reacting a gaseous feedstock in such a system, a computer program product, and a computer system
US5099085A (en) Chlorination reactions and oxychlorination reactions in the presence of honeycomb monolithic catalyst supports
CN102905782B (zh) 乙烯部分氧化生产环氧乙烷的固定床催化反应器
US7678343B2 (en) Metallic monolith catalyst support for selective gas phase reactions in tubular fixed bed reactors
CN106517095A (zh) 制备氯气的方法
EP1592677A1 (en) Process for manufacturing ethylene oxide
JP2013116894A (ja) プロピレンオキサイドの製造方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant