CN107413285B - 氨氧化反应器控制 - Google Patents

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Abstract

提供了控制氨氧化反应器的方法。更具体地，所述方法包括控制添加到反应器的氧的量、蒸汽温度和线速度，以使反应器温度偏差最小化。

Description

氨氧化反应器控制
提供了控制氨氧化反应器的方法。更具体地，所述方法包括控制添加到反应器的氧的量、蒸汽温度和线速度，以使反应器温度偏差最小化。
背景
丙烯腈通过氨氧化方法制造，其中空气、氨和丙烯在流化床反应器中在催化剂存在下反应。这是放热反应，且产生的热量通过经过一组冷却盘管的循环水或蒸汽移除，所述冷却盘管移除热量以产生蒸汽或过热蒸汽。反应器温度和反应器线速度是关键变量，其需要控制以获得期望的丙烯腈产率。反应器温度受添加到反应器的丙烯的量、反应器压力、过热蒸汽温度和使用的冷却盘管的数量影响。线速度受添加的丙烯、氨和空气的量，和反应器压力的影响。冷却盘管更换在丙烯腈反应器中是非常普遍的。盘管更换通常在速率变化期间或在盘管交换过程期间(取出已经使用一段时间的盘管并用具有更好传热能力的新盘管替换它们的过程)由过程操作员进行。
期望在最大可能线速度下和固定式反应器温度下运行丙烯腈反应器以获得最佳的丙烯腈产率。达到该目标的主要的难题来自以下事实：用于给定的反应器的冷却盘管具有不同的冷却能力，基于它们具有的通路的数量。因此，温度响应取决于用于加入反应器工作或从中移除的盘管的类型而变化。传统的控制方案试图独立地控制线速度和反应器温度，且通常以反应方式控制行动，尤其是在反应器内部的盘管更换期间。这总是增加控制器的响应时间，并用长时间使温度在盘管更换之后稳定下来。因此控制方案不得不考虑关键变量之间的相互作用，并在盘管更换期间采取预先控制行动。
概述
氨氧化方法提供了反应器温度的最大反应器线速度和最小偏差。增加的线速度和最小的反应器温度偏差产生提高的反应器效率。
氨氧化方法包括将反应物流引入至氨氧化反应器内。反应物流包括：氨，含氧气体，选自丙烷、丙烯、异丁烯、异丁烯和它们的混合物的烃。所述方法包括将蒸汽提供至布置于氨氧化反应器内的盘管以提供约350℃-约480℃的反应器操作温度。所述方法还包括控制添加到反应器的氧的量和蒸汽温度以保持表观反应器线速度。
在另一方面，氨氧化方法包括将反应物流引入至氨氧化反应器内。反应物流包括：氨，含氧气体，选自丙烷、丙烯、异丁烯、异丁烯和它们的混合物的烃。所述方法包括将蒸汽提供至布置于氨氧化反应器内的盘管以提供约350℃-约480℃的反应器操作温度。所述方法还包括控制添加到反应器的氧的量和蒸汽温度以保持表观反应器线速度在目标表观反应器线速度的约95%以内和保持在目标反应器温度的约95%以内。
氨氧化方法将反应物流引入至氨氧化反应器。所述反应物流包括氨、丙烯和含氧气体。所述方法包括提供过热蒸汽至布置于氨氧化反应器内的过热盘管。在一个方面，操控变量组包括反应器氧流量、过热蒸汽温度、吸收器压力和至吸收器的贫水的量，和受控变量组包括反应器线速度和反应器温度。控制至少一个受控变量组，包括控制添加到反应器的氧的量和过热蒸汽的温度。
附图简述
所述方法的以上及其他方面、数个方面的特征和优点由以下附图更加显而易见。
图1说明了氨氧化方法设备。
图2说明了氨氧化方法。
在全部附图中，相应的附图标记表明相应的组件。技术人员应理解，在附图中的元件为简单和清晰起见说明，和无需按比例描绘。例如，在附图中的一些元件的尺寸相对于其它元件可放大以帮助改善各方面的理解。此外，通常不描绘在工业可行方面有用或必须的通用但熟知的元件，以有利于这些各方面的较少阻碍的视图。
详述
以下描述不应以限制意义理解，但是仅为了描述示例性实施方案的通用原理而进行。本发明的范围应参考权利要求确定。
氨氧化反应器
图1说明了使用的典型的氨氧化(丙烯腈)反应器。如所示，反应器10包括反应器壳12、空气栅格14、进料喷雾器16、包括饱和冷却盘管17和过热冷却盘管19的冷却系统（其通常表示为18），和旋风分离器20。虽然图1显示饱和冷却盘管17和过热冷却盘管19位于反应器10的一侧，而旋风分离器20位于另一侧，但应理解在实际操作中这些结构在整个反应器中均匀地安置。在正常运行期间，所述方法包括引入反应物流，其包括：氨，含氧气体，和选自丙烷、丙烯、异丁烯、异丁烯和它们的混合物的烃。在一个方面，过程空气经过进气口22充入反应器10，而由丙烯供应管线13获得的丙烯和由氨供应管线15获得的氨的混合物经过进料喷雾器16充入反应器10。两者的流速高到足以使反应器内的氨氧化催化剂床44流化，在其中发生丙烯和氨催化氨氧化为丙烯腈。丙烯至氨氧化反应器的流速有效用于提供约2-约2.1的氧:丙烯比率和约1-约1.5的氨:丙烯比率。通过NH3/C3控制器控制氨。
通过反应产生的产物气体经过反应器流出物出口26排出反应器10。在此之前，它们通过旋风分离器20，移除这些气体可夹带的任何氨氧化催化剂，经过浸入管25返回至催化剂床44。氨氧化是高度放热的，因此冷却系统18用来收回过量热和从而保持反应温度在适当的水平。
如图1进一步说明，除饱和冷却盘管17和过热冷却盘管19之外，冷却系统18还包括蒸汽鼓24、循环泵26、隔断阀28和蒸汽控制阀30。蒸汽鼓24的下部填充饱和液体冷却水，保持在升高的压力和升高的温度下，例如约255℃，约4.2mPaG。蒸汽鼓24的上部填充与该液体冷却水平衡的饱和蒸汽。如本领域中所理解，水在这些升高的温度下作为液体存在，因为其还在大于一个大气压的压力下。
冷却系统18从反应器10的内部去除热量的主要方式是，通过液体冷却水从蒸汽鼓24的下部经过冷却盘管17再循环。用于该目的，布置循环泵26以将液体冷却水从蒸汽鼓24的底部泵送经过隔断阀28然后经过冷却盘管17。在冷却盘管17中，一些液体蒸发为蒸汽，和产生的冷却水和蒸汽返回至蒸汽鼓24。因为进料至冷却盘管17的饱和冷却水由100%的液体水组成，冷却盘管17通常称为“饱和”冷却盘管。
在实际操作中，冷却水经过饱和冷却盘管17的流速经选择，使得该冷却水的预定比例，例如通常约15%，转化为蒸汽。因此，如图1所示，在饱和冷却盘管17中产生的加热的冷却水返回至蒸汽鼓24的上部，使得该冷却水流的蒸汽部分可保留在蒸汽鼓的上部，而该冷却水流的液体部分可落下至蒸汽鼓的下部用于与已经在那里的液体冷却水混合。蒸汽鼓24可包括补充水管道54。
在许多设计中，隔断阀28为简单的开关阀，其与能微调流体流速的控制阀相反。这是因为其它的设备通常用于丙烯腈反应器内部的反应温度的微调，因此不需要更复杂和昂贵的控制阀。也不期望在冷却盘管内部将很多液体水转换为蒸汽，因为这可导致不利后果，例如冷却盘管内部的腐蚀或结垢。
在各个单独的盘管上的各个单独的隔断阀28是唯一的阀，控制冷却水是否流经特定的饱和冷却盘管17。也就是说，饱和冷却盘管17构造为没有任何附加阀或其它的流量控制装置用于控制经过饱和冷却盘管17的冷却水流。这是因为不需要这样的附加阀以本文描述的方式来实现冷却盘管的期望操作和控制。此外，在出口处去除阀还去除了对安全阀的需要，如果使用这样的出口阀，将另外需要所述安全阀。因此，经过所有工作的冷却盘管（即它们的阀对饱和冷却盘管17打开）的总流量通过泵26的排放流速设置。
除饱和冷却盘管17以外，冷却系统18还使用过热冷却盘管19用于从丙烯腈反应器10内部移除热量。过热冷却盘管19不同于饱和冷却盘管17，因为过热冷却盘管19通过蒸汽入口总管（header）32连接至蒸汽鼓24的上部，使得至这些冷却盘管的进料为过热蒸汽而不是饱和蒸汽。进入过热冷却盘管19的蒸汽在对应于蒸汽鼓压力的饱和温度下。在其流经过热蒸汽盘管19并因此变得过热时，蒸汽鼓压力增加。因此，冷却盘管19通常称为“过热冷却盘管”。在这方面，所述方法包括提供在约350℃-约480℃温度的过热蒸汽，在另一方面，约355℃-约400℃，在另一方面，约360℃-约390℃，和在另一方面，约370℃-约380℃。
过热冷却盘管19的重要功能是提高盘管19内产生的蒸汽的温度，以便提供过热蒸汽用于驱动用于丙烯腈设备其它部件的蒸汽涡轮机，因为湿蒸汽中的液滴可能损害涡轮机内部。出于该目的，从过热冷却盘管19中送出的过热蒸汽通常经过蒸汽出口总管34排出至蒸汽供应管道35用于直接转移至这些蒸汽涡轮机。
在许多丙烯腈设备中的惯常操作包括用旁通管线33连接蒸汽入口总管32和蒸汽出口总管34，使得通入蒸汽供应管道35的蒸汽的温度可通过调节从蒸汽鼓24直接供应至该管道的蒸汽量来控制。因为在蒸汽鼓24中蒸汽的温度必须低于从过热冷却盘管19送出的过热蒸汽的温度，提高经过旁通管线33的蒸汽流速必然降低到达蒸汽供应管道35的蒸汽的温度。因此，在大多数工业丙烯腈设备中也常见的是，还包括在旁通通路33内的蒸汽控制阀30，其操作通过控制器39控制，响应于蒸汽供应管道35中的蒸汽测量温度T1。然后操作控制阀30以保持蒸汽供应管道35中的蒸汽测量温度T1在某处恒定在约340-385℃。
为了保持丙烯腈反应器在峰值条件下操作，期望保持它的操作温度在约200-约480℃的目标温度范围内，在另一方面，约215-约440℃，和在另一方面，约215-约230℃，当使用现代钼基氨氧化催化剂时。在该方面，更期望保持反应器温度尽可能接近于单一控制点温度，而不是允许操作温度在一定温度范围内上下浮动。虽然反应温度的控制可通过增加或减少工作的冷却盘管数量来实施，但该方法不提供精确温度控制。相反地，单独增加或减少冷却盘管不一定实现精确的反应器操作温度。
因此，丙烯腈反应器10的精确温度控制通常通过增加和减少提供到丙烯腈反应器的丙烯流速来进行，其响应于反应器内部发生的氨氧化反应的测量温度TR。出于该目的，如图1所示，提供丙烯供应管线13和控制器41内的丙烯控制阀37用以控制进入丙烯腈反应器10的丙烯流量，其响应于测量的氨氧化反应温度TR。因此，一定数量的冷却盘管投入工作，以提供期望温度范围内的反应器温度控制，和上下调节丙烯进料速率以实现更精确的温度调节。
在一个方面，所述方法在盘管的传热面积变化期间提供改善的温度控制和减少的反应器温度偏差。在该方面，在盘管的传热面积变化期间，反应器温度偏差保持在约10℃或更少，在另一方面，约6℃或更少，在另一方面，约5℃或更少，和在另一方面，约3℃或更少。
每个反应器可具有在本文描述范围内的不同的目标温度。在一个方面，控制添加到反应器的氧的量和蒸汽温度以保持反应器温度在目标反应器温度的约95%以内，和在另一方面，在目标反应器温度的约98%以内。
在另一方面，总可用过热盘管面积/反应器横截面积(ft2/ft2)为约1-约7，在另一方面，约2-约6，和在另一方面，约3-约5。对于每公吨生产的丙烯腈，过热盘管面积(ft2)/通过过热盘管移除的热量(Kcal)为约275,000-约475,000，在另一方面，约300,000-约400,000，和在另一方面，325,000-约375,000。
在另一方面，总可用饱和盘管面积/反应器横截面积(ft2/ft2)为约8-约18，在另一方面，约8-约15，和在另一方面，约10-约13。对于每公吨生产的丙烯腈，饱和盘管面积(ft2)/通过过热盘管移除的热量(Kcal)为约2,375,000-约2,900,000，在另一方面，约2,400,000-约2,800,000，和在另一方面，约2,500,000-约2,700,000。
在一方面，所述方法包括在反应器中对烃进行操作或反应，其中所述流出物流具有约0.5-约1.5米/秒的线速度，在另一方面，约0.7-约1.0米/秒，在另一方面，约0.75-约0.8米/秒，和在另一方面，约0.75-约0.77米/秒 (基于除冷却盘管和浸入管面积之外的流出物体积流量和反应器横截面积(“CSA”），即开放CSA的~90%)。已发现有可能使用该速度设计和操作反应器系统同时还获得良好的流化/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，使得在反应器容量增加的可能程度上，速度可保持在该范围附近。在一个实施方案中，可操作反应器以保持约0.25-约0.5kg/cm2的顶部压力，和在另一方面，约0.2-约0.45kg/cm2。在另一方面，控制添加到反应器的氧的量和蒸汽温度以保持表观反应器线速度在目标表观反应器线速度的约95%以内，和在另一方面，在目标表观反应器线速度的约98%以内。
在一个方面，旋风分离器入口速度（米/秒）与反应器流出物速度（米/秒）的比率为20或更大，在另一方面，约20-约30，在另一方面，约22-约25，在另一方面，约23-约26，和在另一方面，约27-约29。
在另一方面，所述方法包括将反应器顶部压力控制在约3.8psig-约5.0psig，在另一方面，4.0psig-约5.0psig，和在另一方面，约4.0-约4.5psig。
图2是根据本公开的方面的实施方案的示意流程图，用于丙烯腈制造。参考该图，设备100包含反应器10、骤冷容器20、流出物压缩机30和吸收器40。在流1中的氨和在流2中的烃(HC)进料可作为组合流3进料至反应器10。HC进料流2可包含选自丙烷、丙烯和异丁烯和它们的组合的烃。催化剂(图2中未显示)可存在于反应器10中。含氧气体可进料到反应器10。例如，空气可通过空气压缩机(图2中未显示)压缩并进料到反应器10。
在反应器10中由烃、氨和氧在反应器10内催化剂的存在下产生丙烯腈。反应器10可在反应器或第一压力P1下运行，其中所述第一压力可按入口17处的压力来表征，例如旋风分离器22的第一阶段入口。根据本公开，旋风分离器22可为多阶段旋风分离系统的第一旋风分离器，所述系统可配置用以将包含丙烯腈的流传送至高压间(图1中未显示)。包含丙烯腈的流可离开高压间和从反应器10的顶部出来作为反应器流出物流4。在一方面，旋风分离器22可配置用以分离可夹带在进入入口17的包含丙烯腈的流中的催化剂，并将所述分离的催化剂经过催化剂返回浸入管(图1中未显示)返回至反应器10内的催化剂床。包含丙烯腈的在反应器10中产生的反应器流出物流4可经过管线11传送至骤冷容器20。在该方面，第一压力为约140kPa或更少，在另一方面约135kPa或更少，在另一方面约130kPa或更少，在另一方面约125kPa或更少，在另一方面，约101kPa-约140kPa，在另一方面，约110kPa-约1400kPa，在另一方面，约125kPa-约145kPa，在另一方面，约120kPa-约140kPa，在另一方面，约130kPa-约140kPa，在另一方面，约125kPa-约140kPa，在另一方面，约125kPa-约135kPa，在另一方面，约120kPa-约137kPa，和在另一方面，约115kPa-约125kPa。
在骤冷容器20中，反应器流出物流4可通过与经由管线12进入骤冷容器20的骤冷含水流5接触而冷却。除水之外，骤冷含水流5可包含酸。经冷却的反应器流出物包含丙烯腈(包括副产物，例如乙腈、氢氰酸和杂质)，然后可作为骤冷流6通过管线13传送至流出物压缩机30。
骤冷流6可通过流出物压缩机30压缩，和作为压缩机流出物流7离开流出物压缩机30。压缩机流出物流7可具有第二或压缩压力P2。压缩机流出物流7可通过管线14传送至吸收器40的下部。在吸收器40中，丙烯腈可吸收入第二或吸收器含水流8，其通过管线15进入吸收器40的上部。包括丙烯腈和其它副产物的含水流或富水流18然后可从吸收器40通过管线19传输至回收塔(图2中未显示)用于进一步的产物纯化。
未吸收的流出物9经过管道16从吸收器塔40的顶部离开。未吸收的流出物9可包含废气，其可在吸收器废气焚烧炉(AOGI)中或吸收器废气氧化器(AOGO)中燃烧。
在一方面，流出物压缩机30通过将骤冷流6抽吸经过管线13而运行。流出物压缩机30可压缩骤冷流6，使得其作为压缩的流出物压缩机流7离开流出物压缩机30，所述流7具有比反应器压力(第一压力)更高的压力(第二压力)。在一方面，压缩的流出物压缩机流7在管线14中的压力比反应器10的工作压力更大，为约2-约11.5倍，在另一方面，约2-约12.5倍，在另一方面，约2.5-约10，在另一方面，约2.5-约8，在另一方面，约2.5-约5，在另一方面，约2.5-约4，在另一方面，约2.5-约3.2，在另一方面，约2-约3.5，在另一方面，约2-约3，在另一方面，约3-约11.25，在另一方面，约5-约11.25，和在另一方面，约7-约11.25(全部基于绝对压力比较)。在一方面，第二压力(绝对压力)为约300-约500kPa，在另一方面，约340kPa-约415kPa，在另一方面，约350kPa-约400kPa，在另一方面，约250kPa-约500kPa，在另一方面，约200kPa-约400kPa，在另一方面，约250kPa-约350kPa，在另一方面，约300kPa-约450kPa，和在另一方面，约360kPa-约380kPa。
在一方面，第二压力使得当水流8未冷却或未制冷和/或为4-约45℃时，吸收器可在含水流8的流速为约15-约20kg/kg生产的丙烯腈最终产物下操作，和其中所述吸收器富水流含有约5重量%或更多的有机物，在另一方面，约6重量%或更多的有机物，和在另一方面，约7重量%或更多的有机物。在另一方面，含水流8的流速可为约15-约19kg/kg丙烯腈，在另一方面，约15-约18kg/kg丙烯腈，和在另一方面，约16-约18kg/kg丙烯腈。在另一方面，未冷却的或未制冷的含水流为约20-约45℃，在另一方面，约25-约40℃，在另一方面，约25-约35℃，和在另一方面，约25-约30℃。
冷却系统(图2中未显示)可位于压缩机30处或在其下游，其中冷却系统配置用以将压缩的流出物压缩机流7冷却至预定的温度，例如，约105℉(约40.5℃)，然后进入吸收器40。
在一方面，吸收器40可包括四十至六十(40-60)个塔盘。在一方面，吸收器可包括五十(50)个塔盘。压缩的流出物压缩机流7可在吸收器的底部塔盘以下进入吸收器40。在一方面，吸收器40可在第二含水流8中的制冷水的可变流速下操作，包括0的制冷水量。
在一方面，吸收器40可在比常规方法中的吸收器的压力更高的压力下操作。通过在该较高的压力下操作吸收器40，可比常规方法中的吸收器更高效地操作吸收器。由于在本公开的方法中获得的较高的吸收器效率，可获得与在常规方法中相同的丙烯腈在富水流18中的回收率，但是需要更少的水以在吸收器中吸收丙烯腈。在该方面，富水是指具有约5重量%或更多的有机物的水，在另一方面，约6重量%或更多的有机物，和在另一方面，约7重量%或更多的有机物。在一方面，在吸收器中用于吸收丙烯腈的水可为过程水或城市用水(例如具有约4-45℃的温度)。在该方面，过程水或城市用水为超过约95重量%的水，在另一方面，约97重量%或更多的水，在另一方面，约99重量%或更多的水，和在另一方面，约99.9重量%或更多的水。在一方面，第二含水流的温度可为约4-约45℃，在另一方面，约10-约43℃，和在另一方面，约27-约32℃。
高级过程控制
模型预测控制(MPC)，又名高级过程控制(APC)，使用过程模型来预测未来的过程行为，然后执行优化控制行动以根据期望的目标计算过程偏差。与控制过程一起，MPC还尝试通过移动关键过程变量将过程驱动至最“经济”的条件。本方法的一个方面包括MPC以控制反应器温度和线速度。所述方法包括使用MPC以实现可能用于反应器的最大线速度和在盘管变更期间具有最小偏差的恒定反应器温度。
如本文所用，术语“操控变量”是指通过高级过程控制器调节的变量。术语“受控变量”是指通过高级过程控制器保持在预定值(设定点)或预定范围(设定范围)之内的变量。“优化变量”是指将所述变量最大化或最小化并将变量保持在预定值。
模型预测控制的一方面为使用模型和受控变量的可得测量结果来预测未来过程行为。控制器输出经计算以便优化性能指数，其为预测误差和计算的未来控制行动的线性或二次函数。在各个抽样时刻，重复控制计算和基于当前测量结果更新的预测。在这方面，适合的模型为包括一组经验阶跃响应模型的模型，所述经验阶跃响应模型表达了操控变量的阶跃响应对受控变量的影响。
待优化参数的最佳值可由单独的优化步骤获得，或待优化的变量可包括在性能函数中。
在模型预测控制可应用之前，首先确定操控变量的阶跃变化对于待优化变量和对于受控变量的影响。这得到一组阶跃-响应系数。这组阶跃-响应系数形成所述过程的模型预测控制的基础。
在正常操作期间，对一些未来控制行动定期计算受控变量的预测值。对这些未来控制行动计算性能指数。性能指数包括两个项，第一个项表示用于各个控制行动的预测误差的未来控制行动之和，而第二个项表示用于各个控制行动的操控变量变化的未来控制行动之和。对于各个受控变量，预测误差为受控变量的预测值和受控变量的参考值之差。将预测误差乘以加权因子，并将对于控制行动的操控变量变化乘以行动抑制因子。在此论述的性能指数是线性的。
备选地，这些项可为平方项之和，在这种情况下性能指数为二次的。此外，可对操控变量、操控变量变化和受控变量设置约束。这得到独立的方程组，解所述方程组同时使性能指数最小化。
优化可按两种方式进行：一种方式为在性能指数最小化之外单独优化，和第二种方式为在性能指数以内优化。
当单独进行优化时，待优化的变量作为受控变量包括在对于各个控制行动的预测误差中，且优化产生受控变量的参考值。
备选地，在性能指数计算内进行优化，且这得到性能指数中具有适当加权因子的第三个项。在这种情况下，受控变量的参考值为预定的稳态值，其保持恒定。
考虑约束，将性能指数最小化，以得到用于未来控制行动的操控变量值。然而，仅执行下一个控制行动。然后再次开始性能指数的计算用于未来控制行动。
具有阶跃响应系数的模型和在模型预测控制中所需的方程为计算机程序的一部分，执行该程序以控制液化过程。装载有这种可处理模型预测控制的程序的计算机程序被称为高级过程控制器。可利用的市售可得的计算机程序包括例如Aspen Technology的DMCplus®和Emerson的PredictPro®。
虽然已经通过具体的实施方案、实施例和它们的应用来描述本文公开的发明，但是本领域技术人员在不离开权利要求所阐述的本发明范围的情况下可对其进行许多改进和变化。

Claims (27)

1.氨氧化方法，其包含：
将反应物流引入至氨氧化反应器内，其中所述反应物流包括：氨，含氧气体，选自丙烷、丙烯、异丁烯和它们的混合物的烃；和
将蒸汽提供至布置于所述氨氧化反应器内的盘管，以提供350℃-480℃的反应器操作温度，
其中控制添加到所述反应器的氧的量和蒸汽温度以保持表观反应器线速度为0.5m/s-1.5m/s；
在所述盘管的传热面积变化期间，反应器温度偏差保持在10℃或更少；且
其中所述蒸汽为过热蒸汽和所述盘管为过热盘管。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述表观反应器线速度保持在0.7m/s-1.0m/s。
3.根据权利要求2所述的方法，其中所述表观反应器线速度保持在0.75m/s-0.80m/s。
4.根据权利要求1所述的方法，其中所述过热蒸汽在355℃-400℃的温度下提供。
5.根据权利要求1所述的方法，其中反应器顶部压力保持在3.8psig-5.0psig。
6.根据权利要求1所述的方法，其中总可用过热盘管面积/反应器横截面积(ft2/ft2)为1-7。
7.根据权利要求6所述的方法，其中对于每公吨生产的丙烯腈，过热盘管面积(ft2)/通过过热盘管移除的热量(Kcal)为275,000-475,000。
8.根据权利要求1所述的方法，其中所述反应物流包括丙烯。
9.根据权利要求8所述的方法，其中至氨氧化反应器的丙烯的流速有效用于提供2-2.1的氧:丙烯比率和1-1.5的氨:丙烯比率。
10.根据权利要求1所述的方法，其还包含传送反应器流出物至吸收器，其中所述吸收器具有35psig-40psig的压力。
11.氨氧化方法，其包含：
将反应物流引入至氨氧化反应器内，其中所述反应物流包括：氨，含氧气体，选自丙烷、丙烯、异丁烯和它们的混合物的烃；和
将蒸汽提供至布置于所述氨氧化反应器内的盘管，以提供350℃-480℃的反应器操作温度，
其中控制添加到所述反应器的氧的量和蒸汽温度，且表观反应器线速度保持在目标表观反应器线速度的95%以内和保持在目标反应器温度的95%以内；
控制添加到所述反应器的氧的量和蒸汽温度以保持表观反应器线速度为0.5m/s-1.5m/s；
在所述盘管的传热面积变化期间，反应器温度偏差保持在目标反应器温度的98%；且
其中所述蒸汽为过热蒸汽和所述盘管为过热盘管。
12.根据权利要求11所述的方法，其中所述表观反应器线速度保持在所述目标表观反应器线速度的98%以内。
13.根据权利要求11所述的方法，其中所述过热蒸汽在355℃-400℃的温度下提供。
14.根据权利要求11所述的方法，其中反应器压力保持在3.8psig-5.0psig。
15.根据权利要求11所述的方法，其中总可用过热盘管面积/反应器横截面积(ft2/ft2)为1-7。
16.根据权利要求15所述的方法，其中对于每公吨生产的丙烯腈，过热盘管面积(ft2)/通过过热盘管移除的热量(Kcal)为275,000-475,000。
17.根据权利要求11所述的方法，其中所述反应物流包括丙烯。
18.根据权利要求17所述的方法，其中至氨氧化反应器的丙烯的流速有效用于提供2-2.1的氧:丙烯比率和1-1.5的氨:丙烯比率。
19.根据权利要求11所述的方法，其还包含传送反应器流出物至吸收器，其中所述吸收器具有35psig-40psig的压力。
20.氨氧化方法，其包含：
将反应物流引入至氨氧化反应器内，其中所述反应物流包括：氨，选自丙烷、丙烯、异丁烯和它们的混合物的烃，和含氧气体；
将过热蒸汽提供至布置于所述氨氧化反应器内的过热盘管；和
其中控制一个或多个操控变量，以将一个或多个受控变量保持在预定范围内，
其中操控变量组包括反应器氧流量、过热蒸汽温度、吸收器压力和至吸收器的贫水的量，且受控变量组包括反应器线速度和反应器温度；
所述方法包括基于模型预测控制来控制表观反应器线速度和反应器操作温度，以确定操控变量的同时控制行动，以便优化至少一个参数组，同时控制至少一个受控变量组；
所述方法提供0.5m/s-1.5m/s的反应器线速度；
在所述过热盘管的传热面积变化期间，所述方法提供10℃或更少的温度偏差。
21.根据权利要求20所述的方法，其中所述方法提供0.7m/s-1.0m/s的反应器线速度。
22.根据权利要求21所述的方法，其中所述方法提供0.75m/s-0.80m/s的反应器线速度。
23.根据权利要求20所述的方法，其中反应器压力保持在3.8psig-5.0psig。
24.根据权利要求20所述的方法，其中在所述盘管的传热面积变化期间，反应器温度偏差保持在5℃或更少。
25.根据权利要求20所述的方法，其中所述过热蒸汽具有355℃-400℃的温度。
26.根据权利要求20所述的方法，其中至氨氧化反应器的丙烯的流速有效用于提供2.0-2.1的氧:丙烯比率和1-1.5的氨:丙烯比率。
27.根据权利要求24所述的方法，其还包含传送反应器流出物至吸收器，其中所述吸收器具有35psig-40psig的压力。
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