CN104624401A - 改进的旋风分离器构造 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及改进的旋风分离器构造。具体而言，一种氨氧化反应反应器包括悬吊在反应器中的多级旋风分离器组的外环。旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，该第一级旋风分离器构造为接收从反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流，并且从反应器流分离催化剂中的至少一部分。每平方米反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。氨氧化反应工艺包括使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流。该工艺还包括在多级旋风分离器组的外环中从反应器流分离催化剂。以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。

Description

改进的旋风分离器构造
技术领域
本发明涉及用于反应器中的催化剂的回收的改进的工艺，包括利用改进的旋风分离器构造的用于在丙烯腈和甲基丙烯腈的制造中使用的反应器中的催化剂的回收的工艺。氨氧化反应反应器和工艺包括悬吊在反应器中的多级旋风分离器组的外环。更具体地，每平方米反应器的可用剖面面积的旋风分离器的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。
背景技术
用于丙烯腈和甲基丙烯腈的制造的各种工艺和系统是已知的；参见例如美国专利No. 6,107,509。典型地，已经通过如下步骤实现在催化剂的存在下通过烃、氨和氧的直接反应回收和净化产生的丙烯腈/甲基丙烯腈，该烃从由丙烷、丙烯或异丁烯组成的集合中选择，该步骤为：将含有丙烯腈/甲基丙烯腈的反应器流出物输送至第一柱(淬冷)，在此利用第一水性流冷却反应器流出物；将含有丙烯腈/甲基丙烯腈的冷却的流出物输送到第二柱(吸收器)中，在此利用第二水性流接触冷却的流出物，以将丙烯腈/甲基丙烯腈吸收到第二水性流中；将含有丙烯腈/甲基丙烯腈的第二水性流从第二柱输送至第一蒸馏柱(回收柱)，以用于从第二水性流分离粗制的丙烯腈/甲基丙烯腈；和将分离的粗制丙烯腈/甲基丙烯腈输送至第二蒸馏柱(头馏分柱(heads column))，以从粗制丙烯腈/甲基丙烯腈移除至少一些杂质；和将部分低净化的丙烯腈/甲基丙烯腈输送至第三蒸馏柱(产物柱)，来获得产物丙烯腈/甲基丙烯腈。美国专利Nos. 4,234,510；3,885,928；3,352,764；3,198,750和3,044,966例示了用于丙烯腈和甲基丙烯腈的典型的回收和净化工艺。
常规的流化床反应器包括：高压间(plenum)，其在反应器的顶部部分的中央处附接至反应器的头部；和旋风分离器，其绕高压间从附接至反应器头部的支撑杆悬挂。旋风分离器构造为俘获在反应器中已从流化床向上行进的催化剂，并且将俘获的催化剂向下回送至流化床，从而减少了运送至高压间且与丙烯腈产物一起离开反应器顶部的催化剂。
在典型的丙烯腈工艺中，丙烯、氨和氧在催化剂的存在下在流化床反应器中反应来产生丙烯腈。也产生了乙腈和氰化氢(HCN)。产生的丙烯腈、乙腈和HCN典型地通过高压间运送出反应器顶部部分。高压间典型地定位在反应器顶部部分的中央处，并且附接至反应器的头部。为了减少运送至高压间且与丙烯腈、乙腈和HCN一起离开反应器的催化剂，已使用旋风分离器来在反应器的较高部分中俘获催化剂，并且将俘获的催化剂回送至反应器的较低部分。典型的反应器包括旋风分离器的外环，其从绕反应器的内周定位的反应器顶板悬垂。在典型的反应器中，各个旋风分离器具有立管，其从旋风分离器竖直向上地延伸并且以相对于高压间外周的侧面的向上角度成角度。在典型的反应器中，反应器蒸汽流(例如包含丙烯腈、乙腈和HCN的反应器流)从流化的催化剂床升起，并且在反应器的内周附近进入旋风分离器的入口。在各旋风分离器中，反应器流被引导通过旋风分离器，并且一从旋风分离器离开就进入相对应的立管，并且通过立管首先竖直地并然后以向上的角度被引导，并且离开立管并进入高压间外周的侧面处的高压间入口。因而仅从反应器的外周抽出将反应器流出物气体，并且因此建立反应器气体循环模式。美国专利Nos. 7,442,345；7,323,038；和5,221,301描述了具有旋风分离器的反应器和旋风分离器操作。
虽然丙烯腈/甲基丙烯腈的制造已在商业上实践多年，但依然存在在其中改进将具有显著益处的区域。这些改进区域之一将为更加有效的反应器操作，尤其是当从对反应器的常规供给速率按比例增加至更高的供应速率时。
发明内容
由此，本公开的一方面为提供克服或减少常规工艺的缺点的安全、有效且成本有效的方法和设备。
氨氧化反应反应器包括悬吊在反应器中的多级旋风分离器组的外环。旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，该第一级旋风分离器构造为接收从反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从反应器流分离催化剂中的至少一部分。每平方米反应器的可用剖面面积的第一级入口区域的累积平方米比率为大约0.03至大约0.05。
氨氧化反应工艺包括使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流。该工艺还包括在多级旋风分离器组的外环中从反应器流分离催化剂，旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，该第一级旋风分离器构造为接收从在反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从反应器流分离催化剂中的至少一部分。以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。出于本申请的目的，(i) 反应器流出物速率将基于反应器的排出喷嘴处的容积流出物流速和可用反应器剖面面积(“CSA”)；且(ii) 可用反应器剖面面积是除冷却盘管和浸脚区域外的剖面面积，并且出于本申请的目的，可以可选地接近开放CSA的大约90%。
氨氧化反应反应器包括：大约9m至大约11m的反应器内径；大约0.45至大约0.6的反应器内径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比；和反应器高度(切线到切线)的大约2%至大约10%的第一级旋风分离器高度。
氨氧化反应工艺包括使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流。反应器内径为大约9m与11m之间，反应器内径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比为大约0.45至大约0.6，且第一级旋风分离器的高度为反应器高度(切线到切线)的大约2%至大约10%。
氨氧化反应工艺包括使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流。该工艺包括包括在多级旋风分离器组的外环、旋风分离器的各多级组中从反应器流分离催化剂。旋风分离器的多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，该第一级旋风分离器构造为接收从反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从反应器流分离催化剂中的至少一部分。在该方面中，在第一级旋风分离器中提供大约300至大约900m/sec2的离心力。
根据结合附图阅读的本公开的例示实施例的以下详细说明，本公开的上述和其他方面、特征及优点将变得清楚。
附图说明
通过参照考虑到附图的以下说明，可获得本发明的示范实施例及其优点的更完整的理解，在附图中，相似的标号指示相似的特征，且其中：
图1是根据本公开的方面的实施例的图。
图2是沿着线2-2作出的在图1中显示的实施例的图。
图3例示出了单个旋风分离器。
具体实施方式
以下包括与丙烯腈生产有关的描述。但是，以下描述可应用至涉及流化床反应器的其它应用。例如，下列描述可应用至包括多个旋风分离器的流化床反应器，其中，旋风分离器构造为俘获在反应器中已从流化床向上行进的催化剂，并且将俘获的催化剂向下回送至流化床，从而减少运送至高压间且与丙烯腈产物一起离开反应器顶部的催化剂。在一方面中，催化剂构造为促进烃、氨、和氧在反应器中的反应来产生反应器流，其中，反应器流包含丙烯腈。
在一方面中，设备包括旋风分离器(优选地为多级旋风分离器)组的外环。外环的旋风分离器从反应器头部悬垂，并且绕反应器的内周定位。旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，该第一级旋风分离器构造为接收从反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流，并且从反应器流分离催化剂中的至少一部分。在该方面中，每平方米反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05，在另一方面中为大约0.035至大约0.045，在另一方面中为大约0.0375至大约0.0425。在另一方面中，每立方米催化剂床容积每平方米反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00006至大约0.0002，在另一方面中为大约0.0001至大约0.00018，在另一方面中为大约0.00013至大约0.00016。在另一方面中，每公吨催化剂每平方米反应器的可用剖面面积的第一级入口区域的平方米比率为大约0.00015至大约0.00035，在另一方面中为大约0.0002至大约0.0003，并且在另一方面中为大约0.00022至大约0.0028。
如下地确定反应器的可用剖面面积(CSA)：
可用CSA=(总CSA)(内部的%CSA)
总CSA=(反应器半径)2π
内部的%CSA=((开放区域)-(盘管区域+浸脚区域))/(开放区域)
如下地确定催化剂床容积：
催化剂床容积=((反应器半径)2π)(床高)
床高=((催化剂存量*1000)/流化密度)/(π/4)(反应器直径)2(0.93)。
多级旋风分离器包括不同的构造。例如，它们可为串联的多级旋风分离器，例如串联的二、三或四级旋风分离器。三级旋风分离器的另一构造可同样地包括单个第一级旋风分离器和该单个第一级旋风分离器下游的两个平行的第二级旋风分离器。旋风分离器设计的目的为从反应器流出物气体俘获尽可能多的催化剂，同时在该情况下使压降最小化并使旋风分离器的阻塞风险最小化。具有多个旋风分离器允许优化压降，和由各旋风分离器捕捉的催化剂的相关界限粒径。在多级旋风分离器由串联的三级组成的情况下，外环组的各组旋风分离器包括串联的第一、中间和末位旋风分离器，其中，典型地，第一旋风分离器是该组中最接近反应器外周的旋风分离器，中间旋风分离器在第一与末位旋风分离器之间，且该组的末位旋风分离器是最接近高压间的旋风分离器。外环的各组多级旋风分离器的末位旋风分离器绕高压间的内周定位，并且具有立管，立管从第三旋风分离器竖直地向上延伸并且然后以相对于高压间外周的侧面的向上角度成角度。该构造导致：首先，从反应器外周抽出反应器流出物气体；且其次，回收的最粗的催化剂回送至反应器的外周且回收的最细的催化剂更接近反应器的中央回送。
在一方面中，本设备和工艺实现催化剂从流出物气体跨过反应器剖面区域的更均匀收集和/或催化剂跨过反应器的剖面区域到流化床的更均匀回送。这可通过确保旋风分离器入口喷嘴的跨过反应器剖面区域的更均匀分布、和此外催化剂回送浸脚的跨过反应器剖面区域的更均匀分布来实现。在采用多级旋风分离器的情况下，也可能构造旋风分离器组，使得跨过反应器剖面区域更均匀地分布回送至流化床的催化剂的颗粒尺寸。
在一方面中，已经发现，反应器的单级或单个旋风分离器的环可倾向于发生来自从流化催化剂床流动的反应器流的催化剂在旋风分离器内的阻塞和不充分的分离。由于在离开反应器的反应器流中夹带的催化剂，该阻塞和不充分的分离可导致非期望的催化剂损失和反应器的下游的处理问题。还已经发现，与串联的三级或三个旋风分离器相比，串联的两级或两个旋风分离器的环可倾向于发生来自从流化催化剂床流动的反应器流的催化剂的在旋风分离器内的阻塞和不充分的分离。由于在离开反应器的反应器流中夹带的催化剂，该阻塞和不充分的分离可导致非期望的催化剂损失和反应器的下游的处理问题。
在另一方面中，已发现，绕反应器的内周定位的多级、或串联的两级或更多级(优选地为三级或三个)旋风分离器的组的环可比单级或两级旋风分离器可更少地倾向于发生旋风分离器内的阻塞。在一方面中，已经发现，与单级旋风分离器相比，多级、或两级或更多级(优选地为串联的三级或三个)旋风分离器的组的环可提供来自从流化催化剂床流动的反应器流的催化剂的更多的分离。在该方面中，反应器每米反应器剖面面积包括大约0.35至大约0.65个旋风分离器，在另一方面中为大约0.40至大约0.65，在另一方面中为大约0.45至大约0.65，在另一方面中为大约0.45至大约0.60，并且在另一方面中为每米反应器剖面区域大约0.50至大约0.55个旋风分离器。
在另一方面中，穿过旋风分离器的更高的压降是通过使用串联的多级旋风分离器组而不是使用并联的三个旋风分离器的组实现的。更高的压降可提供催化剂从反应器流的更有效分离。但是同样地，多级旋风分离器的使用可导致各级中的压降和分离的优化。
图1是根据本公开的方面的设备100的侧视图。参照图1，设备100包括反应器10。反应器10可包括入口12，入口12构造为接收进料14。进料14可包括氨和/或烃，该烃从由丙烷、丙烯和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择。反应器10可包括入口16，入口16构造为接收空气。空气中的氧在催化剂(未在图1中显示)的存在下在反应器10中与烃和氨反应。空气可由空气压缩机(未在图1中显示)压缩并且通过入口16供给至反应器10。丙烯腈在反应器10中的催化剂的存在下由烃、氨、和氧的反应在反应器10中产生。根据本公开，反应器10包括高压间18、多级旋风分离器24的组22的外环20、和多级旋风分离器30的组28的内环26。
外环20的多级旋风分离器24从反应器10的头部32悬垂，并且绕反应器10的内周34定位。如在图1中所显示，外环20的多级旋风分离器24可从附接至头部32的外环支撑件25悬垂。外环20的多级旋风分离器24的各组22包括串联的：第一旋风分离器36；可选地，中间旋风分离器38；和末位旋风分离器40，其中，第一旋风分离器36是该组中最接近反应器10外周34的旋风分离器，中间旋风分离器38在第一旋风分离器36与末位旋风分离器40之间，且该组的末位旋风分离器40是最接近高压间18的旋风分离器。外环20的多级旋风分离器24的各组22的末位旋风分离器40绕高压间18的外周42定位，并且具有立管44，立管44从末位旋风分离器40竖直地向上延伸并且然后以去往高压间18的外周42的侧面46的向上角度成角度。立管44包括从末位旋风分离器40竖直地向上延伸的第一区段48。立管44具有第二区段50，第二区段50相对于高压间18的侧面46向上地成角度。高压间18包括入口47，入口47构造为与外环20的各末位旋风分离器40对应地接收来自立管44的反应器流出物4。反应器流出物4可包括在反应器10中产生的丙烯腈。
在一方面中，内环26的多级旋风分离器30从高压间18的底部表面51悬挂。如在图1中所示，内环26的多级旋风分离器30可从附接至高压间18底部表面51的内环支撑件31悬垂。通过从高压间18底部表面50定位多级旋风分离器30的组28的内环26，可使用比典型反应器中多的旋风分离器。在一方面中，内环26的多级旋风分离器30的各组28包括串联的：第一旋风分离器；可选地，中间旋风分离器；和末位旋风分离器56，其中，第一旋风分离器是组28的内环26的最接近反应器10外周34的旋风分离器，中间旋风分离器在第一旋风分离器与末位旋风分离器56之间，且组28的末位旋风分离器56是最接近高压间18的旋风分离器。内环26的多级旋风分离器30的各组28的末位旋风分离器56定位为在高压间18正下方，并且具有立管58，立管58从末位旋风分离器56竖直地向上延伸至高压间18的底部表面50的入口60。如图1所示，立管58可与内环支撑件31相同或包括内环支撑件31。入口60构造为与内环26的各末位旋风分离器56对应地接收来自立管58的反应器流出物4。如之前所提到的，反应器流出物4可包括在反应器10中产生的丙烯腈。在反应器10中产生的包含丙烯腈的反应器流出物流4可运送至例如淬冷容器(未在图1中显示)以用于进一步的处理，。
[29]   图2是沿着2-2线作出的在图1中显示的实施例的图。如在图2中所显示，外环20可包括十二(12)个多级旋风分离器24的组22。当该十二(12)个组22中的各个包括第一、中间和末位旋风分离器时，根据本公开的反应器包括三十六(36)个外环20的旋风分离器。如图2中所示，内环26可包括两(2)个多级旋风分离器30的组28。当两(2)个组28中的各个包括第一、中间和末位旋风分离器时，根据本公开的反应器包括六(6)个内环26的旋风分离器。在一方面中，反应器10可包括四十二(42)个旋风分离器：三十六(36)个外环20的旋风分离器，和六(6)个内环26的旋风分离器。多级旋风分离器24的各组22的旋风分离器图2中还示为：旋风分离器1A-3A、1B-3B、1C-3C、1D-3C、1E-3E、1F-3F、1G-3G、1H-3H、1I-3I、1J-3J、1K-3K、1L-3L、和1M-3M。多级旋风分离器30的各组28的旋风分离器在图2中也示为旋风分离器1N-3N和1P-3P。
各旋风分离器可构造为使用离心力，以从在反应器中的流化催化剂床中制得的反应器流分离催化剂。外环20的各组22中的第一旋风分离器可包括入口82。入口82可构造为接收在反应器中的流化催化剂床中制得的反应器流。下列描述是关于标识为旋风分离器1A、2A和3A的外环20的组22提供的，但是可同样地应用于外环20的其它组22。可在旋风分离器1A中从反应器流分离催化剂，并且然后可将反应器流从旋风分离器1A运送至旋风分离器2A，其中，可从反应器流分离更多催化剂。然后可将反应器流从旋风分离器2A运送至旋风分离器3A，其中，可从反应器流分离更多催化剂。然后可将反应器流经由立管44从旋风分离器3A运送至高压间18。在该方面中，离心力将为大约300至大约900kg m/sec2/kg颗粒，在另一方面中为大约400至大约800kg m/sec2/kg颗粒，并且在另一方面中为大约500至大约700kg m/sec2/kg颗粒。可使用利用旋风分离器入口速率的标准公式来确定离心力。
下列描述是关于标识为旋风分离器1N、2N和3N的内环26的组28提供的，但是可同样地应用于内环26的其它组28。可在旋风分离器1N中从反应器流分离催化剂，并且可然后将反应器流从旋风分离器1N运送至旋风分离器2N，其中，可从反应器流分离更多催化剂。然后可将反应器流从旋风分离器2N运送至旋风分离器3N，其中，可从反应器流分离更多催化剂。然后可将反应器流经由立管58(见图1)从旋风分离器3N运送至高压间18。
在一方面中，在反应器10中产生的丙烯腈可离开外环20的各组22的末位旋风分离器40，或离开内环26的各组28的末位旋风分离器56，并且进入高压间18。包含丙烯腈的流出物流4可离开高压间并且通过出口64到反应器10的顶部部分62外。在一方面中，外环20的各旋风分离器24和内环26的各旋风分离器30可构造为分离可在进入各旋风分离器的包含丙烯腈的流中夹带的催化剂，并且将分离的催化剂通过对应的催化剂回送浸脚66回送至反应器10中的催化剂床。催化剂回送浸脚66可由催化剂浸脚支撑梁68(见图1)支撑。
催化剂回送浸脚66可构造为，在反应器10的区段72处通过催化剂回送出口70将分离的催化剂回送至反应器的床。反应器10的区段72可包括冷却盘管74。冷却盘管74可构造为通过盘管74运送热传递材料76(例如水/蒸汽)，并且冷却反应器10中的床。热传递材料76可通过入口78进入盘管74，并然后通过出口80离开盘管74。反应器10中的床可为流化催化剂床。
流化床反应器在丙烯腈工厂的中心处。未能正确地设计新反应器可至少显著地影响整个丙烯腈工厂的效率、可靠性或生产能力，并且在极端情况下，在实施反应器修改或更改时导致生产的长期停工。流化床的操作对选择的具体操作条件高度敏感，并且产业在改变操作条件和/或反应器或其内部的设计上高度谨慎。由于流化床尺寸变化(例如，反应器直径、内部、床高、床压降比与栅格(grid)压降之比)，并且催化剂特性变化(颗粒尺寸、颗粒尺寸分布、细粒含量、磨擦特性)，因而流化床中的临界循环模式也可变化。
可影响流化性能的最敏感的参数之一是反应器直径的按比例增大。它也是导致最多按比例增大注意的参数之一，因为存在有限的可用缓解选项、缺乏的反应器更改，以改正已过度的直径的按比例增大。通过相当数量的实验和优化，现在已发现，当使用具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径的催化剂，其中颗粒尺寸分布为大约0至30个重量百分比大于大约90μ，并且大约30至50个重量百分比小于45μ时，大于大约9m直至大约11m的反应器内径可与适当的操作条件和反应器内部结合来实现用于丙烯腈和甲基丙烯腈的生产的可接受的流化条件。此外已经发现，在这些更大的直径下，还可能操作相对高的床高与床直径之比，从而使催化剂存量最大化同时使直径方面的增大最小化。还已确定，只要催化剂在上述颗粒特性范围内并且优选地具有大约1和4%之间的磨擦损失，那么对于具有9至11m内径的反应器，流化速率(基于流出物容积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积(“CSA”))可在直到1.0m/s下操作，优选地为0.55和0.85之间。可使用已知方法来确定磨擦损失，例如Hartg等The 13th International Conference on Fluidization - New Paradigm in Fluidization Engineering, Art.33(2010))，基于ASTM D4058和ASTM D5757，和美国专利No. 8,455,388的方法，它们均通过引用而整体并入本文中。在相关方面中，来自反应器的总催化剂损失可为大约0.35至大约0.45kg/公吨产生的丙烯腈。
即使在直到指示速率下，也已经发现当操作具有大约0.50至大约0.58kg/cm2的顶部压力的反应器，和/或具有15kPa或更小的压降和高于流化床顶部大约5.5至大约7.5m的细粒脱离高度的旋风分离器时，可能在可接受的催化剂损失下操作。因而当利用大约9至大约11m的反应器内径，使用具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径的催化剂(其中颗粒尺寸分布为大约0至30个重量百分比大于大约90μ，且大约30至50个重量百分比小于45μ)时，已发现，当在大约0.4m和1.05m/s，优选地在0.55和0.85m/s之间的流化速率(基于流出物容积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积)下操作时，大约0.45至大约0.6的反应器直径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比是有效的。这因而导致每小时每立方米反应器体积0.005和0.015公吨之间的增加的每单位反应器体积(切线到切线)的生产能力的可能性，在另一方面中为大约0.0075至大约0.0125，在另一方面中为每小时每立方米反应器体积大约0.009至大约0.01公吨。
期望确保优化反应器效率(包含关于试剂转化和催化剂损失)同时增加反应器的比生产力。旋风分离器的设计对反应器的操作压力、催化剂损失(包含由磨擦引起的)和要求的反应器高度(切线到切线)是关键的。已经发现，在大约20至大约30的第一级旋风分离器入口速率与反应器流出物速率之比，和/或第一级旋风分离器的高度的比率是反应器高度(切线到切线)的大约4%至大约7%的情况下，可实现上述令人满意的反应器操作窗。如图3所示，旋风分离器高度根据从旋风分离器的顶部101至旋风分离器的远端区段107的距离来确定。
在一方面中，反应器10可构造为，对于预定催化剂，具有比具有相同的预定催化剂和预定反应器高度的常规反应器大的通过能力。在一方面中，提供一种方法以用于提高预定催化剂和预定反应器高度的反应器通过能力。该方法包括在维持预定顶部压力的同时增大反应器直径。该方法可包括维持预定反应器设计速率。
在一方面中，一种工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有大于大约40%至大约60%的反应器圆柱高度(切线到切线)的预定反应器内径，并且在另一方面中为大约45%至大约55%。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有为反应器高度的大约40%的反应器直径的反应器。
在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有为反应器圆柱高度(切线到切线)的大约40%至大约60%的流化床高度，在另一方面中为大约42%至大约50%，在另一方面中为大约45%至大约55%，并且在另一方面中为大约44%至大约47%。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有为反应器高度(切线到切线)的大约25%的流化床高度，且因此具有更大的脱离高度的反应器。
在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有为反应器直径的大约70%至大约110%的流化床高度，在另一方面中为大约70%至大约100%，在另一方面中为大约75%至大约90%，在另一方面中为大约80%至大约90%，在另一方面中为大约85%至大约95%，并且在另一方面中为大约85%至大约90%。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有为反应器直径的大约65%的流化床高度的反应器。
在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有在大约0.50至大约0.65kg/cm2的范围中的顶部压力，在另一方面中为大约0.52至大约0.58kg/cm2，在另一方面中为大约0.54至大约0.6kg/cm2，并且在另一方面中为大约0.5至大约0.55kg/cm2。该范围中的反应器顶部压力提供优于比该范围高的反应器顶部压力的改善的催化剂性能的益处。在一方面中，该方法包括在大约0.54至大约0.56kg/cm2的范围中操作反应器。
在一方面中，该方法包含操作或在反应器中使烃反应，其中，流出物容积流具有大约0.5至大约1.2m/sec的线性速率(基于流出物容积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积(“CSA”)，即，~90%的开放CSA)。已经发现，有可能使用该速率来设计和操作反应器系统，同时还实现良好的流化/催化剂性能和来自旋风分离器的合理的催化剂夹带/催化剂损失，使得在反应器能力增大时速率可尽可能地维持在大约该范围中。在实施例中，可以在直到大约0.75m/sec至大约0.95m/sec的速率(基于90%CSA和流出物气体)下操作反应器，并且维持大约0.50至大约0.65kg/cm2的顶部压力，并且在另一方面中为大约0.52至大约0.58kg/cm2。在一方面中，以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大，在另一方面中为20或更大，在另一方面中为大约15至大约30，在另一方面中为大约20至大约30，在另一方面中为大约22至大约25，在另一方面中为大约23至大约26，并且在另一方面中为大约27至大约29。
由于流化速率增大，因而催化剂的磨擦的可能性也增大。增大的速率还导致流化床上方的更大的细粒脱离高度。细粒方面的该所得的增大可因而还增大旋风分离器上的固体负载。
在一方面中，已经发现，通过操作反应器或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有：预定反应器直径，其具有在反应器高度的长度的大约45%至大约60%的范围中的长度；流化床高度的长度，其为反应器直径的长度的大约80%至大约95%；压力，其在大约0.5至大约0.6kg/cm2的范围中；和反应器速率(基于90%CSA和流出物气体)，其为大约0.6至大约0.65m/sec，该工艺可产生比如下方法多直到大约100%或更多的丙烯腈产物，在该方法中，操作反应器，其中，反应器直径是反应器高度的大约40%，流化床高度是反应器高度的大约25%，且流化床高度是反应器直径的大约65%。
在一方面中，其中，反应器直径为至少8m的内径并且使用上述特征的优化结合，设备和方法提供大约12.5公吨/hr或基于8000操作小时每年100ktpa每反应器的反应器生产力。其中，反应器直径为10.5m，单个反应器生产力可在15和20公吨/hr之间。
在一方面中，本公开的方法和设备提供比常规方法和设备中更均匀的催化剂细粒收集。在一方面中，通过具有：旋风分离器的外环，其从反应器的顶部悬垂；和旋风分离器的内环，其从高压间悬垂，该高压间在反应器的顶部部分处居中，从而提供了不同位置中的多个剖面旋风分离器入口的均匀阵列，包括旋风分离器的内环的旋风分离器入口，其比旋风分离器的外环的旋风分离器入口更接近反应器的中央。
在一方面中，通过在更接近反应器中央的位置处将来自内环的旋风分离器的催化剂细粒径直向下回送至流化床，获得更均匀的流化催化剂床。该流化催化剂床越均匀，则反应器的操作越均匀且有效。
用于本申请的流化床高度的确定
反应器需要装备至少3个喷嘴，以用于测量下列流化床压差：
1) 这些喷嘴中的第一个定位为接近流化床的底部(在空气分配器上方)。在该方面中，喷嘴可在空气分配器上方大约0.1至大约0.7米，并且在另一方面中为大约0.2至大约0.4米。
2) 这些喷嘴中的第二个典型地定位在第一喷嘴的上方大约2米(仍在流化床内)。准确的距离必须是已知的以用于计算。
3) 第三喷嘴定位在反应器的顶部处(高于流化床)。
通过测量第一和第二喷嘴之间的压差并且还测量第一和第三喷嘴之间的压差，可如下地计算床高度：
床高度=(第一和第二喷嘴之间的距离)x(第一-第三压差)/(第一-第二压差)。
注意在上面的公式中，假定流化床密度近似恒定。
用于两个压力测量结果的单位需要对于各个为相同的，但是可为任何典型的压力单位(例如，lbs/in2、英寸水柱、或毫米水柱)。
用于分接头(tap)之间的距离的单位可为任何典型的距离单位(例如英尺或米)。床高度将为选择的相同单位。
优选地以两个压差传送器测量压差，一个用于第一-第二喷嘴压差测量，且一个用于第一-第三喷嘴压差测量。通常用流动空气吹扫喷嘴来保持它们畅通。在该方面中，用于喷嘴吹扫的空气速率为大约2至大约8m/sec。
虽然在前述说明书中已经结合其某些优选实施例描述了本公开，并且已出于例示目的而陈述了许多细节，但是本领域技术人员将明白的是，本公开可容许额外的实施例，并且本文所述的细节中的某些可在不脱离本发明的基本原理的情况下显著地变化。应该懂得，在不脱离本公开的精神和范围或权利要求的范围的情况下，本公开的特征容许修改、变更、变化或替代。例如，各种构件的尺寸、数量、大小和形状可改变以匹配特定的应用。因此，在本文中所示和所述的特定实施例仅用于例示目的。

Claims (55)

1. 一种氨氧化反应反应器，包括：
多级旋风分离器的组的外环，其悬吊在所述反应器中，旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，所述第一级旋风分离器构造为接收从所述反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从所述反应器流分离催化剂的至少一部分；
其中，每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。
2. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，每立方米催化剂床容积每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00006至大约0.0002。
3. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，每公吨催化剂每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00015至大约0.00035。
4. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述催化剂构造为促进烃、氨、和氧在所述反应器中的反应以产生所述反应器流，其中，所述反应器流包含丙烯腈。
5. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，多级旋风分离器的各组包括串联的两个至四个旋风分离器。
6. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，还包括多级旋风分离器的组的内环。
7. 根据权利要求6所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，多级旋风分离器的内环从高压间悬吊。
8. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述反应器具有所述反应器的高度(切线到切线)的大约40至大约60%的反应器直径。
9. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，流化床高度为所述反应器的高度的大约40至大约50%。
10. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述第一级旋风分离器的高度为所述反应器的高度(切线到切线)的大约3%至大约4%。
11. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述第一级旋风分离器的高度为所述反应器的高度(切线到切线)的大约4%至大约7%减去流化床高度。
12. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述第一级旋风分离器的高度为所述反应器的直径的大约5%至大约8%。
13. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述流化床高度为所述反应器的直径的大约70%至大约100%。
14. 根据权利要求1所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。
15. 一种氨氧化反应工艺，包括：
使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流；
在多级旋风分离器组的外环中从所述反应器流分离催化剂，旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，所述第一级旋风分离器构造为接收从所述反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从所述反应器流分离催化剂的至少一部分；
其中，以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。
16. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，在所述第一级旋风分离器中提供大约300至大约900m/sec2的离心力。
17. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。
18. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每立方米催化剂床容积每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口区域的平方米比率为大约0.00006至大约0.0002。
19. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每公吨催化剂每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00015至大约0.00035。
20. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述催化剂构造为促进烃、氨、和氧在所述反应器中的反应来产生所述反应器流，其中，所述反应器流包含丙烯腈。
21. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，多级旋风分离器的各组包括串联的两个至四个旋风分离器。
22. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，还包括从高压间的底部表面悬吊的多级旋风分离器的组的内环。
23. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应在大约0.52至大约0.58kg/cm2的顶部压力下发生。
24. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应以大约0.5至大约1.0m/sec的反应器流出物速率发生。
25. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，反应器流出物速率(m/sec)与旋风分离器的数量之比为大约0.015至大约0.06。
26. 根据权利要求15所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应利用催化剂而发生，所述催化剂具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径，其中，颗粒尺寸分布为大约0至30个重量百分比大于大约90μ，并且大约30至50个重量百分比小于45μ。
27. 一种氨氧化反应反应器，包括：
大约9m至大约11m的反应器内径；
大约0.45至大约0.6的反应器内径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比；和
所述反应器的高度(切线到切线)的大约2%至大约10%的第一级旋风分离器的高度。
28. 根据权利要求27所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述反应器包括多级旋风分离器的组的外环，其悬吊在所述反应器中，旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，所述第一级旋风分离器构造为接收从所述反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从所述反应器流分离催化剂中的至少一部分。
29. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。
30. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，每立方米催化剂床容积每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00006至大约0.0002。
31. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，每公吨催化剂每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00015至大约0.00035。
32. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，多级旋风分离器的各组包括串联的两个至四个旋风分离器。
33. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，还包括多级旋风分离器的组的内环。
34. 根据权利要求33所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，多级旋风分离器的内环从高压间悬吊。
35. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述第一级旋风分离器的高度为所述反应器的高度(切线到切线)的大约4%至大约7%减去流化床高度。
36. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，所述第一级旋风分离器的高度为所述反应器的直径的大约5%至大约8%。
37. 根据权利要求28所述的氨氧化反应反应器，其特征在于，流化床高度为所述反应器的直径的大约70%至大约100%。
38. 一种氨氧化反应工艺，包括：
使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流；
其中，所述反应器内径为大约9m和11m之间，反应器内径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比为大约0.45至大约0.6并且第一级旋风分离器的高度为所述反应器的高度(切线到切线)的大约2%至大约10%。
39. 根据权利要求38所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应在大约0.52至大约0.58kg/cm2的顶部压力下发生。
40. 根据权利要求38所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应在大约0.5至大约1.0m/sec的反应器流出物速率下发生。
41. 根据权利要求38所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，内径以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。
42. 根据权利要求38所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，使用具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径的催化剂，其中，颗粒尺寸分布为大约0至30个重量百分比大于大约90μ，并且大约30至50个重量百分比小于45μ。
43. 根据权利要求38所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应器每米反应器剖面面积包括大约0.35至大约0.65个旋风分离器。
44. 一种氨氧化反应工艺，包括：
使烃流在反应器中的流化催化剂床中反应来产生反应器流；和
在多级旋风分离器的组的外环中从所述反应器流分离催化剂，旋风分离器的各多级组包括具有第一级入口的第一级旋风分离器，所述第一级旋风分离器构造为接收从所述反应器中的流化催化剂床向上流动的反应器流并且从所述反应器流分离催化剂中的至少一部分；
其中，在所述第一级旋风分离器中提供大约300至大约900m/sec2的离心力。
45. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为15或更大。
46. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.03至大约0.05。
47. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每立方米催化剂床容积每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00006至大约0.0002。
48. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，每公吨催化剂每平方米所述反应器的可用剖面面积的第一级入口面积的平方米比率为大约0.00015至大约0.00035。
49. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述催化剂构造为促进烃、氨、和氧在所述反应器中的反应来产生所述反应器流，其中，所述反应器流包含丙烯腈。
50. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，多级旋风分离器的各组包括串联的两个至四个旋风分离器。
51. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，还包括从高压间的底部表面悬吊的多级旋风分离器的组的内环。
52. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应在大约0.52至大约0.58kg/cm2的顶部压力下发生。
53. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应以大约0.5至大约1.0m/sec的反应器流出物速率发生。
54. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，反应器流出物速率(m/sec)与旋风分离器的数量之比为大约0.015至大约0.06。
55. 根据权利要求44所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述反应利用催化剂而发生，所述催化剂具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径，其中，颗粒尺寸分布为大约0至30个重量百分比大于大约90μ，并且大约30至50个重量百分比小于45μ。
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