CN108940137A

CN108940137A - 流化床反应装置及α,β-不饱和腈的制造方法

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Publication number: CN108940137A
Application number: CN201810330787.6A
Authority: CN
Inventors: 村上博; 村上一博
Original assignee: Asahi Kasei Kogyo KK
Current assignee: Asahi Kasei Corp
Priority date: 2017-05-19
Filing date: 2018-04-13
Publication date: 2018-12-07
Anticipated expiration: 2038-04-13
Also published as: CN108940137B; CN208340685U; JP2018192446A; JP6427225B1

Abstract

[课题]提供在流化床反应中，催化剂与原料的接触效率升高、且催化剂飞散降低、并且空时收率升高的流化床反应装置和α,β‑不饱和腈的制造方法。[解决手段]流化床反应装置，其具备反应器，具有收纳能够流动的催化剂的内部空间，以内部空间的最下点的高度作为基准，将旋风分离器的入口部下端的平均高度设为h、高度h处的反应器的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的反应器的平均内径设为下部内径D2时，D1/D2超过1.000且为1.310以下，高度h处的有效截面积设为上部有效截面积A1、高度h’处的平均有效截面积设为下部有效截面积A2时，A1/A2超过1.18且为1.88以下。

Description

流化床反应装置及α,β-不饱和腈的制造方法

技术领域

本发明涉及流化床反应装置以及α,β-不饱和腈的制造方法。

背景技术

使用了流化床反应器的氨氧化反应自古以来在工业上实施。为了提高α,β-不饱和腈的反应收率，作为催化剂的开发和反应器内部装置的改良，例如进行了原料气体分散管、分散板的改良。在鞭岩、森滋胜、堀尾正韧《流化床的反应工学(流動層の反応工学)》(倍风馆(1984)发行)、Fluidization Engineering(流化床工学)；DAIZO KUNII·OCTAVELEVENSPIEL(JOHNWILEY&SONS.INC,(1969)发行)中对于极其一般的流化床反应技术进行了说明。

工业规模的装置中，由于长期连续地进行生产运转，产生对于反应收率造成影响的催化剂的活性降低以及催化剂流出所导致的催化剂填充量的减少、催化剂粒径分布的变化等。因此，连续运转中，通常进行这些催化剂活性·填充量·粒径分布等的调整。例如以维持反应收率作为目的，为了补充飞散至流化床反应器外的催化剂的量、防止催化剂中的活性成分的浓度降低而新追加催化剂或者取出一部分催化剂进行再生后归还、或交换催化剂的总量。另外，对于飞散至反应器外的催化剂要求回收处理。

作为用于解决上述操作的繁杂、设备负担的技术，专利文献1中公开了一种流动反应方法和用于实施该方法的装置，该流动反应方法的特征在于，其为使用流化床反应器进行流动反应的方法，该方法中，将流化床反应器中的粒状催化剂的一部分取出、将该所取出的催化剂分级得到精细粒径催化剂，将该精细粒径催化剂归还到前述流化床反应器内的同时，补充未使用的粒状催化剂，且调整精细粒径催化剂量在全部粒状催化剂中所占的比率。

现有技术文献

专利文献

专利文献1：日本特开2005-193172号公报

发明内容

发明要解决的问题

根据专利文献1中记载的技术，通过补充尽可能少量的未使用催化剂，改善反应器内的催化剂的流动性，由此可以长期维持高的丙烯腈的生产效率，但是随着催化剂的飞散进行催化剂的取出和补充的操作本身成为必要。即，专利文献1中记载的技术并不是用于防止催化剂飞散的根本性的解决手段。进而，从提高α,β-不饱和腈的生产效率的观点考虑，专利文献1中记载的技术也仍然存在改善的余地。

本发明是鉴于上述现有技术所存在的问题而提出的，其目的在于，提供在流化床反应中，催化剂与原料的接触效率高、且催化剂飞散降低、并且空时收率高的流化床反应装置和α,β-不饱和腈的制造方法。

用于解决问题的方案

本发明人等深入研究，结果发现，通过调整流化床反应装置的上部和下部的结构，可以解决问题，从而完成了本发明。

即，本发明如以下所述。

[1]一种流化床反应装置，其具备反应器，所述反应器具有收纳能够流动的催化剂的内部空间，并且在前述内部空间具有用于自反应气体去除热的冷却盘管、和用于自反应气体分离回收前述催化剂的旋风分离器，

以前述内部空间的最下点的高度作为基准，将前述旋风分离器的入口部下端的平均高度设为h、高度h处的前述反应器的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的前述反应器的平均内径设为下部内径D2时，D1/D2超过1.000且为1.310以下，

前述高度h处的有效截面积设为上部有效截面积A1、前述高度h’处的平均有效截面积设为下部有效截面积A2时，A1/A2超过1.18且为1.88以下。

[2]根据[1]所述的流化床反应装置，其中，前述反应器还具备向前述内部空间导入原料气体的多个原料气体分散器，

前述内部空间的最下点为配置于最低位置的原料气体分散器的喷嘴上表面上的点。

[3]根据[1]或[2]所述的流化床反应装置，其中，前述下部内径D2为3m～10m。

[4]根据[1]～[3]中任一项所述的流化床反应装置，其中，前述下部有效截面积A2为6m²～70m²。

[5]根据[1]～[4]中任一项所述的流化床反应装置，其中，前述旋风分离器的入口部下端的平均高度h为10m～25m。

[6]根据[1]～[5]中任一项所述的流化床反应装置，其中，前述反应器在自前述高度h到h’的区域的至少一部分具有以内径渐减的方式构成的部分，

前述部分的内壁面与铅直线所形成的角度Θ为25°～40°。

[7]一种α,β-不饱和腈的制造方法，其具有：向[1]～[6]中任一项所述的流化床反应装置的内部空间导入氨、含氧气体、以及选自由丙烯、丙烷、异丁烯和叔丁醇组成的组中的至少一种物质，在前述催化剂的存在下进行反应的工序，

前述催化剂含有钼。

[8]根据[7]所述的α,β-不饱和腈的制造方法，其中，前述旋风分离器的入口部下端的平均高度h处的存在于前述内部空间的前述催化剂的空间密度为24kg/m³以上且73kg/m³以下。

发明的效果

根据本发明，提供在流化床反应中，催化剂与反应原料的接触效率升高、且催化剂飞散降低、并且空时收率升高的流化床反应装置和α,β-不饱和腈的制造方法。

附图说明

图1为例示出本实施方式的一方式的流化床反应装置的示意剖视图。

图2为实施例1中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

图3为实施例2中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

图4为实施例3中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

图5为比较例1～2中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

图6为比较例3～4中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

图7为比较例5～6中使用的流化床反应装置的示意剖视图。

附图标记说明

1 流化床反应装置

2 反应器

3 空气(氧)导入管

4 空气(氧)分散板

5 原料导入管

6 原料分散管

7A 冷却盘管

7B 冷却盘管

7C 冷却盘管

8A 旋风分离器

8B 旋风分离器

8C 旋风分离器

9 旋风分离器入口

10A 浸入管

10B 浸入管

10C 浸入管

具体实施方式

以下根据需要参照附图的同时对于用于实施本发明的方式(以下仅称为“本实施方式”)进行详细说明。以下的本实施方式为用于说明本发明的例示，宗旨并非将本发明限定于以下内容。本发明可以在其主旨的范围内进行变形来实施。需要说明的是，附图中，对于同一要素附加同一附图标记，重复的说明省略。另外，上下左右等位置关系，只要没有特别说明，则基于附图所示的位置关系。进而，附图的尺寸比率不限于图示的比率。

本实施方式的流化床反应装置具备反应器，所述反应器具有收纳能够流动的催化剂的内部空间，并且在前述内部空间具有用于自反应气体去除热的冷却盘管、和用于自反应气体分离回收前述催化剂的旋风分离器，以前述内部空间的最下点的高度作为基准，将前述旋风分离器的入口部下端的平均高度设为h、高度h处的前述反应器的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的前述反应器的平均内径设为下部内径D2时，D1/D2超过1.000且为1.310以下，前述高度h处的有效截面积设为上部有效截面积A1、前述高度h’处的平均有效截面积设为下部有效截面积A2时，A1/A2超过1.18且为1.88以下。由于如此构成，本实施方式的流化床反应装置可以在流化床反应中，升高催化剂与原料的接触效率、且降低催化剂飞散、并且升高空时收率。

本实施方式的一方式的流化床反应装置例示于图1。

流化床反应装置1中的反应器2相当于划分流化床反应的反应系统和外部的气相反应装置的主体部分，作为其形状，没有特别限定，可以适用各种公知形状。

反应器2可以形成在其内部空间例如具备以下设备的结构：

与该反应器2的底部连接、向反应系统内导入空气(氧)的空气(氧)导入管3；

设置于该反应器2内部空间的下部、使作为原料的空气(氧)在反应系统内分散的空气(氧)分散板4；

与后述的原料分散管6上部连接、将空气(氧)以外的原料导入到反应系统内的原料导入管5；

设置于该反应器2内部空间的下部、将反应热除热而控制内部空间的温度(反应温度)的冷却盘管7A、7B及7C；

设置于该反应器2内部空间的下部、使原料在反应系统内分散的原料分散管6；

由填充于该空气(氧)分散板4上部的流化床催化剂构成的催化剂层(未图示)；

配置于该反应器2内部空间的上部的旋风分离器8A、8B及8C；

相当于该旋风分离器8A的入口的旋风分离器入口9；和

与该旋风分离器8A、8B及8C连接的浸入管10A、10B及10C。

图1中，将反应器2的内部空间的最下点的高度作为基准，作为线段X-X’与线段Y-Y’的距离示出的h表示前述旋风分离器的入口部下端的平均高度。即，图1中，线段Y-Y’所示的位置对应于内部空间的最下点的高度(0m)、线段X-X’所示的位置对应于旋风分离器的入口部下端的平均高度(hm)。

旋风分离器的入口部下端的“平均高度”指的是在旋风分离器存在多个系列的情况下，以平均值算出多个存在的旋风分离器入口9的下端的高度。图1所例示的方式中，旋风分离器仅为三个串联而成的一个系列，因此自线段Y-Y’的位置到反应器高度方向的旋风分离器入口9的位置作为旋风分离器的入口部下端的平均高度。

需要说明的是，图1所例示的方式中，原料气体分散器指的是空气(氧)分散板4和原料分散管6这两者。反应器2的内部空间的最下点，为配置于最低位置的原料气体分散器的喷嘴或开口部(以下仅称为“喷嘴”)上表面、即空气(氧)分散板4上的点。如此，在本实施方式中，从反应效率的观点考虑，优选反应器还具备向前述内部空间导入原料气体的多个原料气体分散器、前述内部空间的最下点为配置于最低位置的原料气体分散器的喷嘴上表面上的点。此时，催化剂与该原料气体分散器的喷嘴上表面相比存在于上部。

本实施方式中的内部空间的最下点不限于上述，例如与原料气体分散器的喷嘴相比，可以位于下部。

本实施方式中，对于旋风分离器的入口部下端的平均高度h没有特别限定，但是优选为10m～25m、更优选12m～20m。

本实施方式中，平均高度h处的反应器2的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的反应器2的平均内径设为下部内径D2时，D1/D2超过1.000且为1.310以下。图1中例示的方式中，对应于线段X-X’的位置的内径为上部内径D1。反应器2的下部内径D2可以作为对应于h/2的位置的内径和对应于h/4的位置的内径的平均值求出。

D1/D2为1.000以下的情况下，催化剂层的气体线速度(LV)增大，流动性变好，但是由于LV升高而反应器上部处的催化剂的空间密度升高，对旋风分离器的负荷升高，催化剂飞散增大。在防止催化剂飞散上，考虑到降低LV。在此，反应器的LV调整通常可以通过反应器的压力进行调整，为了降低LV而升高压力。其结果，存在产生反应压力升高所伴随的反应成绩降低的倾向。

另一方面，通过D1/D2超过1.000，可以在保持高的催化剂层的LV的状态下、即不牺牲反应成绩的情况下降低反应器上部处的催化剂的空间密度，能够兼顾流动性改善和催化剂飞散防止。

另外，D1/D2超过1.310的情况下，存在空时收率降低的倾向，因此从空间(space)效率提高(机器能耗降低)的观点考虑，D1/D2设为1.310以下。

从上述观点考虑，D1/D2优选为1.030～1.200、更优选1.050～1.150。

D1/D2例如可以通过后述的实施例中记载的方法测定。

本实施方式中，对于上部内径D1没有特别限定，但是优选为3.1m～12.0m、更优选5.3m～11.5m。另外，对于下部内径D2没有特别限定，但是优选为3m～10m、更优选5.0m～10.0m。

本实施方式中，平均高度h处的有效截面积设为上部有效截面积A1、高度h’处的平均有效截面积设为下部有效截面积A2时，A1/A2超过1.18且为1.88以下。

需要说明的是，有效截面积指的是除了流化床反应器中的内插物部分等之外的内容物(即催化剂)实际上能够流动的截面积。

即，对于自高度h到h’的范围，从上述观点考虑，考虑到流化床反应器中的催化剂实际上能够流动的区域，A1/A2超过1.18且为1.88以下。从同样的观点考虑，A1/A2优选为1.25～1.65、更优选1.35～1.50。

A1/A2例如可以通过后述的实施例中记载的方法测定。

本实施方式中，对于上部有效截面积A1没有特别限定，但是优选为7m²～115m²、更优选20m²～98m²。另外，对于下部有效截面积A2没有特别限定，但是优选为6m²～70m²、更优选15m²～63m²。

本实施方式中，从防止催化剂堆积的同时进一步提高流动性的观点考虑，优选反应器在自前述高度h到h’的区域的至少一部分具有以内径渐减的方式构成的部分(以下也称为连接部分)、该部分的内壁面与铅直线所形成的角度Θ为25°～40°。从同样的观点考虑，角度Θ更优选为25°～30°。

本实施方式中，在上述的连接部分的下部存在反应器下部、在连接部分的上部存在反应器上部。优选反应器下部和反应器上部分别具有内径大致固定的区域A和B。大致固定指的是自该区域中的最下部直至最上部为止的内径的变化率为1％以下。

在此，将内部空间的最下点的高度作为基准(0m)，上述连接部分优选位于5～15m之间、更优选位于8～12m之间。

本实施方式的α,β-不饱和腈的制造方法使用本实施方式的流化床反应装置，优选具有：向该流化床反应装置的内部空间导入氨、含氧气体、以及选自由丙烯、丙烷、异丁烯和叔丁醇组成的组中的至少一种物质，在前述催化剂的存在下进行反应的工序，前述催化剂含有钼。

即，本实施方式中的流化床反应，将氨、含氧气体、以及选自丙烯、丙烷、异丁烯和叔丁醇中的至少一种物质(以下也称为烃或叔醇)同时以气相供给到反应器下部，制造所对应的α,β-不饱和腈。

流化床反应具体而言可以包括：向包含催化剂层的流化床反应器供给原料气体、使催化剂层流动的工序；使原料气体通过催化剂层而得到反应生成气体的工序；将生成气体自催化剂层排出而导入到旋风分离器后、将反应生成气体自流化床反应器排出的工序；和将反应生成气体被导入到旋风分离器时伴随的催化剂回收、将该催化剂自浸入管归还到催化剂层的工序。

作为供给到反应器的含氧气体，没有特别限定，可列举出例如空气、含有氧的非活性气体等，通常使用空气。含氧气体的供给量相对于烃或叔醇，优选为5～15摩尔比、进一步优选7～14摩尔比。氨的供给量相对于烃或叔醇，可以优选以0.5～2摩尔比、进一步优选1～1.5摩尔比的范围使用。

在催化剂层中的温度优选为300～600℃、进一步优选400～500℃，压力优选为3Kg/cm²-G以下、进一步优选0.2～1.5Kg/cm²-G的条件下进行。对于流化床催化剂，可以使用清宫丰等《丙烯腈(アクリロニトリル)》(化学工学,vol.48,11号,873-881页(1984))、日本特开昭51-40391号公报等很多文献、专利中所述的含有钼的负载催化剂，可列举出例如钼-铋-铁系催化剂。

本实施方式中进行流化床反应期间，在反应器下部存在催化剂浓缩层，在反应器上部存在催化剂稀释层。即，在反应器内流化床催化剂形成流动状态时，存在越是上方则催化剂的空间密度越小的倾向。如国井大藏《流动化法(流動化法)》(日刊工业新闻社(1962)发行)中所述那样，在气体系统中，流化床高度未必如液面那样规定明确，由于大小的起泡沫而存在突出，因此始终是近似·平均地特定。

本实施方式中，催化剂浓缩层的上下限范围可以使用能够自安装于反应器的压力喷嘴测定压差、将由下式计算的催化剂层高度作为上限、下限作为空气(氧)分散板的设置位置而特定。

催化剂层高度Lr＝(b-h之间压差)/((b-c之间压差)/(b-c之间距离))+(a-b之间距离)

在此，a为空气(氧)分散板的设置高度、b为空气(氧)分散板与原料分散管的中间点的高度、c为b的上方1m的高度、h为旋风分离器入口高度。

反应器内部空间中，与该催化剂浓缩层相比，上部的流体中的催化剂密度比较小、称为催化剂稀释层。反应器内，催化剂稀释层区域通常与催化剂浓缩层区域相比具有更宽的区域。反应生成气体伴随的催化剂流入到设置于反应器上部的旋风分离器。所伴随的催化剂大部分在此处自反应生成气体分离，利用安装于该旋风分离器的浸入管，被归还到反应器内部空间的下部。需要说明的是，自催化剂分离的反应生成气体虽然没有在图1中示出，但是可以由安装于旋风分离器上部的导出管导出到反应器外。另外，图1中，旋风分离器仅描绘了1个系列(3个)，但是旋风分离器数根据反应器的尺寸、催化剂粒径和反应生成气体量来确定，通常设置多个。另外，旋风分离器若设置为两个以上串联则存在催化剂的捕集效率升高的倾向。

本实施方式中，从反应效率的观点考虑，旋风分离器的入口部下端的平均高度h处的、进行流化床反应期间、存在于前述内部空间的前述催化剂的空间密度(即、存在于单位体积的空间的催化剂的质量)优选为24kg/m³以上且73kg/m³以下、更优选30kg/m³～60kg/m³。

催化剂的空间密度例如可以通过后述的实施例中记载的方法测定。

催化剂浓缩层中，进行大部分的供给原料气体的氨氧化反应，产生反应热。该催化剂浓缩层由于催化剂以高密度存在，因此热交换效率良好。为了减轻控制反应温度的设备的负担，在能够有效地去除反应热进行温度控制的催化剂浓缩层中内装冷却盘管。优选以该冷却盘管的传热面积的40％以上存在于催化剂浓缩层中的方式设置。为了降低反应温度的局部的不均衡，冷却盘管可以由具有大小各种各样的传热面积的多个各自独立的系列组构成。

本实施方式中的冷却盘管可以适用设置于流化床反应器内的各种公知形式的间接热交换器，对于其种类、尺寸和形状没有限定。在冷却盘管中流通的低温流体为氨氧化反应温度以下、优选100～300℃的流体，例如使用温水、高压温水、蒸汽、前述的混合物或熔融盐。

[实施例]

接着对于本实施方式通过实施例和比较例进行更详细说明。但是，本实施方式只要不脱离其主旨则不被下述实施例所限定。

(平均高度h、上部内径D1、下部内径D2、上部有效截面积A1、和下部有效截面积A2)

对于图2～7所示的大致圆筒状的反应器，如下所述，算出平均高度h、上部内径D1、下部内径D2、上部有效截面积A1、和下部有效截面积A2。

将反应器内部空间的最下点的高度作为基准，旋风分离器的入口部下端的平均高度设为h、高度h处的前述反应器的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的前述反应器的平均内径设为下部内径D2。需要说明的是，反应器的平均内径作为对应于h/2的位置的内径和对应于h/4的位置的内径的平均值求出。

上述h、h/2和h/4的各高度处，反应器的截面形状都为圆形，因此高度h处的截面积由D1算出，另外，高度h’处的截面积由D2算出。

将前述高度h处的有效截面积作为上部有效截面积A1、将前述高度h’处的平均有效截面积作为下部有效截面积A2，基于以下算出。

A1＝(D1/2)²×π-A1’

A1’：高度h处的旋风分离器或浸入管的截面积总计+高度h处的配管等(内部不具有催化剂的物体)的截面积总计

A2＝(D2/2)²×π-A2’

A2’：高度h’处的旋风分离器或浸入管的截面积总计+高度h’处的冷却盘管截面积总计+高度h’处的其它配管等(为旋风分离器、浸入管、冷却盘管以外的内装物、并且在内部不存在催化剂的物体)的截面积总计

(在此，高度h’处的截面积指的是高度h/2处的截面积和高度h/4处的截面积的平均值。)

(催化剂飞散量)

催化剂飞散量作为利用下式计算得到的催化剂量的每1小时的减少量。

催化剂量W利用以下式表示。

W＝Dr×Lr×A2

Lr为催化剂层高度、利用以下式表示。

Lr＝(b-h之间压差)/((b-c之间压差)/(b-c之间距离))+(a-b之间距离)

(上述式中，a为空气(氧)分散板的设置高度、b为空气(氧)分散板与原料分散管的中间点的高度、c为b的上方1m的高度、h为旋风分离器入口高度。)

Dr为催化剂层表观密度[kg/m³]、利用以下式表示。

Dr＝(b-c之间压差)/(b-c之间距离)

(上述式中，a、b和c的定义如前文所述)

(生产量)

丙烯腈生产量利用以下式求出。

丙烯腈生产量(T/D)＝丙烯(Py)的给料量(Nm³/h(小时))*丙烯腈收率(摩尔％)/100/22.4*53.06*24/1000

丙烯腈、未反应丙烯的定量分析利用以下的装置和条件通过气相色谱法进行。

对于气相色谱法而言，作为装置，使用岛津GC-17A、色谱柱使用TC-FFAP 60m×0.32膜厚0.25μm。

检测器使用FID、载气使用氦。

色谱柱温度条件如下所述。

初始温度：50℃

升温速度：5℃/分钟

最终温度1：180℃15分钟HOLD(保持)

升温速度：10℃/分钟

最终温度2：230℃10分钟HOLD

最终温度3：50℃5分钟HOLD

(接触效率)

接触效率利用以下式求出。

接触效率(η)＝-LN(未反应Py收率/100)×3.6/接触时间(s)/反应温度下的催化剂活性(1/hr(小时))×100

未反应Py收率(％)＝(没有反应的丙烯的摩尔数)/(所供给的丙烯的摩尔数)×100

接触时间＝催化剂量W/(浓缩层LV×A2*催化剂堆密度)

浓缩层LV＝F×(273.2+T)×1.033/(273.2×(1.033+P)×3600*A2)

F：总给料气体量(Nm³/h)

T：h/2～h/4的高度h’处的前述反应器的平均温度(℃)

P：Reactor TOP压力(反应堆顶部压力)(kg/cm²G)

催化剂堆密度(kg/L)：在1L容器中填充催化剂时的重量(kg)

另外，440℃时的催化剂活性K利用以下式算出。

k(*10^3/hr)＝3.6*LN(100/(100-Py转化率))/接触时间(s)

Py转化率利用以下方法测定。

将1.0g的催化剂填充到内径10mm的固定床型反应管，设定于反应温度T＝440℃，以流量F＝40(Ncc/分钟)流通丙烯:氨:氧:水:氦＝1:1.2:1.89:1.85:12.6的摩尔比的混合气体。此时，压力P按照表压为0MPa。

接触时间通过0.60(秒)(＝W/F×60×273/(273+T)×((P+0.101)/0.101))(g·s/ml)算出。

反应气体的分析通过在线气相色谱法进行。

(稀释层中的催化剂的空间密度(稀释层催化剂密度))

由前述内部空间的高度h、和h-5[m]处的压差LR’[kg/m²]通过以下式算出。

稀释层催化剂密度[kg/m³]＝LR’[kg/m²]/5[m]

(空时收率)

空时收率[T/D·m³]作为反应器单位空塔容积的生产量求出。在此所称的容积作为忽视反应器的内部结构物的容积(也包括内部结构物的容积在内的反应器容积)求出。即，考虑到反应器上部及下部的截面积和反应器高度利用常规方法算出。

对于以下的实施例1～3和比较例1～6中使用的流化床反应装置，如后所述，除了D1、D2、A1、A2、h的值存在差异之外与图1所示同样。

即，以在反应器的下部具有作为反应原料的气体的分散管和分散板，另外，在流化床反应器的内部空间的下部配置冷却盘管，在流化床反应器的内部空间的上部配置捕集混入到自反应器流出的生成气体的催化剂的旋风分离器，利用浸入管将催化剂返送到下部的方式构成。另外，旋风分离器形成图1所示的以串联3段连接而成的旋风分离器，同样的旋风分离器配置总计8个系列。计量仪器、附属设备为通常使用的物质、为通常的误差范围内的物质。

[实施例1]

将丙烯、氨和空气供给到填充有组成为Mo₁₂Bi_0.20Ce_0.40Fe_2.0Ni_5.6Mg_2.2K_0.07Cs_0.04所示的氧化物负载于50重量％的二氧化硅而成的催化剂(根据日本专利3214984号的实施例1的记载制造的催化剂)的上部内径9m、下部内径8m(D1/D2＝1.125、A1/A2＝1.40、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m、自内部空间的最下点直至连接部下端为止的高度10m的立式圆筒型的流化床反应器1-1，以反应器上部气体速度为0.57m/s(下部气体速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。流化床反应器1-1在其内部具有原料气体分散管、分散板、除热管和旋风分离器。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度(稀释层催化剂密度)为47kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。

[实施例2]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径8.7m、下部内径8m(D1/D2＝1.088、A1/A2＝1.39、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-2，以反应器上部气体速度为0.57m/s(下部气体速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为47kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。

[实施例3]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径9m、下部内径8m(D1/D2＝1.125、A1/A2＝1.40、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为60°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-3，以反应器上部空塔速度为0.57m/s(下部空塔速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。流化床反应器1-3在其内部具有原料气体分散管、分散板、除热管和旋风分离器。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为49kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分确认了失活了的催化剂的堆积。

[比较例1]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径8m、下部内径8m(D1/D2＝1.000、A1/A2＝1.10)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-4，以反应器上部气体速度为0.57m/s(下部空塔速度0.63m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为55％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为47kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在反应器内壁没有明显的催化剂的堆积。

[比较例2]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径8m、下部内径8m(D1/D2＝1.000、A1/A2＝1.10)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-4，以反应器上部空塔速度为0.73m/s(下部空塔速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为2.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为103kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在反应器内壁没有明显的催化剂的堆积。

[比较例3]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径10.5m、下部内径8m(D1/D2＝1.313、A1/A2＝1.88)、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-5，以反应器上部空塔速度为0.43m/s(下部空塔速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为3.8kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为24kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。

[比较例4]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径10.5m、下部内径8m(D1/D2＝1.313、A1/A2＝1.88)、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-5，以反应器上部空塔速度为0.57m/s(下部空塔速度1.07m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为47kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。虽然没有接触效率、催化剂飞散的变差，但是上部塔径增大，因此评价空时收率差、空间效率变差。

[比较例5]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径8.7m、下部内径8m(D1/D2＝1.088、A1/A2＝1.18)、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-6，以反应器上部空塔速度为0.68m/s(下部空塔速度0.80m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为70％、催化剂飞散量为2.0kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为73kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。

[比较例6]

将丙烯、氨和空气供给到上部内径8.7m、下部内径8m(D1/D2＝1.088、A1/A2＝1.18)、上部与下部之间的连接部分的内壁面与铅直线所形成的角为30°)、长度20m的立式圆筒型的流化床反应器1-6，以反应器上部空塔速度为0.57m/s(下部空塔速度0.67m/s)的方式，如下所述进行丙烯的氨氧化反应。反应器内径以外的反应器结构为与实施例1相同的条件。其结果，使用前述式子算出的接触效率(η)为59％、催化剂飞散量为1.5kg/h、反应器上部中的催化剂的空间密度为47kg/m³。另外，反应器停止时确认内部，结果在上部与下部之间的连接部分没有明显的催化剂的堆积。

上述实施例1～3和比较例1～6的评价结果汇总示于下表1。

[表1]

产业上的可利用性

本发明在使用流化床反应装置实施流化床反应时可以有效地利用。

Claims

1.一种流化床反应装置，其具备反应器，所述反应器具有收纳能够流动的催化剂的内部空间，并且在所述内部空间具有用于自反应气体去除热的冷却盘管、和用于自反应气体分离回收所述催化剂的旋风分离器，

以所述内部空间的最下点的高度作为基准，将所述旋风分离器的入口部下端的平均高度设为h、高度h处的所述反应器的内径设为上部内径D1、h/2～h/4的高度h’处的所述反应器的平均内径设为下部内径D2时，D1/D2超过1.000且为1.310以下，

所述高度h处的有效截面积设为上部有效截面积A1、所述高度h’处的平均有效截面积设为下部有效截面积A2时，A1/A2超过1.18且为1.88以下。

2.根据权利要求1所述的流化床反应装置，其中，所述反应器还具备向所述内部空间导入原料气体的多个原料气体分散器，

所述内部空间的最下点为配置于最低位置的原料气体分散器的喷嘴上表面上的点。

3.根据权利要求1或2所述的流化床反应装置，其中，所述下部内径D2为3m～10m。

4.根据权利要求1～3中任一项所述的流化床反应装置，其中，所述下部有效截面积A2为6m²～70m²。

5.根据权利要求1～4中任一项所述的流化床反应装置，其中，所述旋风分离器的入口部下端的平均高度h为10m～25m。

6.根据权利要求1～5中任一项所述的流化床反应装置，其中，所述反应器在自所述高度h到h’的区域的至少一部分具有以内径渐减的方式构成的部分，

所述部分的内壁面与铅直线所形成的角度Θ为25°～40°。

7.一种α,β-不饱和腈的制造方法，其具有：向权利要求1～6中任一项所述的流化床反应装置的内部空间导入氨、含氧气体、以及选自由丙烯、丙烷、异丁烯和叔丁醇组成的组中的至少一种物质，在所述催化剂的存在下进行反应的工序，

所述催化剂含有钼。

8.根据权利要求7所述的α,β-不饱和腈的制造方法，其中，所述旋风分离器的入口部下端的平均高度h处的存在于所述内部空间的所述催化剂的空间密度为24kg/m³以上且73kg/m³以下。