CN113336669A - 改进的丙烯腈制造 - Google Patents

Abstract

本发明涉及改进的丙烯腈制造。一种方法包含在第一压力下并且在催化剂的存在下使氨、氧和烃反应来提供包含丙烯腈的反应器流出物流，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。该方法包含利用第一水性流淬冷反应器流出物流来提供包含丙烯腈的淬冷流。该方法包含压缩淬冷流来提供包含丙烯腈的流出物压缩机流，并且在第二压力下将流出物压缩机流运送至吸收器。该方法包含在吸收器中在第二水性流中吸收丙烯腈来提供包含丙烯腈的富水，其中，该吸收在大于第一压力的压力下执行。

Description

改进的丙烯腈制造

技术领域

本发明涉及在丙烯腈和甲基丙烯腈的制造中的改进的工艺。具体而言，本发明涉及使用流出物压缩机的改进的工艺。

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；例如参见美国专利No. 6,107,509。典型地，已经通过如下步骤实现了在催化剂的存在下通过从由丙烷、丙烯或异丁烯组成的集合中选择的烃、氨和氧的直接反应产生的丙烯腈/甲基丙烯腈的回收和净化，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入第二柱(吸收器)中，在此用第二水性流接触冷却的流出物，来将丙烯腈/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；和将部分净化的丙烯腈/甲基丙烯腈输送至第三蒸馏柱(产物柱)，以获得产物丙烯腈/甲基丙烯腈。U.S. Pat. Nos. 4,234,510；3,885,928；3,352,764；3,198,750以及3,044,966例示了用于丙烯腈和甲基丙烯腈的典型回收和净化工艺。

在常规工艺中，反应器压力由吸收器废气压力和反应器与吸收器之间的最小必需压降来约束。在常规工艺中，反应器中的该预定压力为大约8 psig，并且典型地导致供应烃的到包含丙烯腈的反应器产物流出物的大约80％的转化率。然后将反应器产物流出物运送至淬冷容器。在淬冷容器中，使反应器产物流出物淬冷来产生包含丙烯腈产物的淬冷的流出物。将淬冷的流出物经由导管运送至吸收器。在吸收器中，使淬冷的流出物与冷藏的水结合来产生包含丙烯腈的富水(rich water)，并且使来自吸收器的废气在吸收器废气焚烧炉(AOGI)或吸收器废气氧化器(AOGO)中燃烧。在吸收器中生成的包含丙烯腈的富水然后从吸收器运送至回收柱以用于进一步处理。在常规工艺中，吸收器在大气压力下运行，并且将冷藏或冷却的水添加至吸收器来与淬冷的丙烯腈产物混合并且生成包含丙烯腈的富水。

虽然包含回收和净化的丙烯腈/甲基丙烯腈的制造已经在商业上实践多年，但是依然存在在其中改进将产生显著益处的区域。适于改进的这些区域之一将为提高的反应器产物转化。另一改进将为降低吸收器中对冷藏或冷却的水的需求。

发明内容

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。

一种工艺包含在第一压力下且在催化剂的存在下，使氨、氧和烃反应来提供包含丙烯腈的反应器流出物流，该烃从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择。该工艺还包含利用第一水性流淬冷反应器流出物流，来提供包含丙烯腈的淬冷流，并且压缩淬冷流来提供包含丙烯腈的流出物压缩机流。该工艺包含在第二压力下将流出物压缩机流运送至吸收器，并且在吸收器中，在第二水性流中吸收丙烯腈来提供包含丙烯腈的富水，其中，第二压力大于第一压力。

一种工艺包含在第一压力下且在催化剂的存在下使氨、氧和烃反应来提供加压反应器废气，该烃从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择。该工艺还包含将加压废气运送至吸收器并且使来自该吸收器的未吸收流出物膨胀。

设备包含：反应器，其构造为在第一压力下并且在催化剂的存在下使氨、氧和烃反应来提供包含丙烯腈的反应器流出物流，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；淬冷容器，其构造为利用第一水性流淬冷反应器流出物流来提供包含丙烯腈的淬冷流；流出物压缩机，其构造为压缩淬冷流来提供第二压力下的包含丙烯腈的流出物压缩机流；和吸收器，其构造为接收流出物压缩机流，并且允许在第二水性流中吸收丙烯腈，来提供包含丙烯腈的富水。

氨氧化反应工艺包含在大约140kPa(绝对压力)或更小的压力和大约0.5至大约1.2米/秒的速率下，在催化剂的存在下，使氨、氧和烃反应来提供反应器流出物流，该烃从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择。

用于吸收包含丙烯腈的反应器流出物流的工艺包含：利用第一水性流淬冷反应器流出物流来提供包含丙烯腈的淬冷流；压缩淬冷流来提供包含丙烯腈的流出物压缩机流；在大约300kPa至大约500kPa的压力(绝对压力)下将流出物压缩机流运送至吸收器；并且在吸收器中，在第二水性流中吸收丙烯腈来提供包含丙烯腈的富水。

在另一方面中，一种用于吸收包含丙烯腈的反应器流出物流的工艺，该工艺包含：利用第一水性流淬冷反应器流出物流来提供包含丙烯腈的淬冷流；压缩淬冷流来提供包含丙烯腈的流出物压缩机流；将流出物压缩机流运送至吸收器；并且在吸收器中，在具有大约4℃至大约45℃的温度的第二水性流中吸收丙烯腈来提供包含丙烯腈的富水。

在另一方面中，氨氧化反应系统包含涡轮，该涡轮对于驱动包含空气压缩机和至少一个流出物压缩机的单个驱动线路是有效的。

在另一方面中，氨氧化反应工艺包含：在大约100kPa(绝对压力)或更小的压力和大约0.5至大约1.2米/秒的速率下，在催化剂的存在下，使氨、氧和烃反应来提供反应器流出物流，该烃从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择。

在相关方面中，氨氧化反应设备包含：反应器，其构造为在大约100kPa(绝对压力)或更小的第一压力下且在催化剂的存在下使氨、氧和烃反应来提供包含丙烯腈的反应器流出物流，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。

在另一方面中，氨氧化反应系统包含涡轮，该涡轮用于驱动操作地联接至至少一个空气压缩机和至少一个流出物压缩机的单个驱动器，空气压缩机构造为对氨氧化反应反应器提供空气，流出物压缩机构造为对吸收器提供流出物压缩机流，且氨氧化反应反应器和吸收器构造为允许独立的压力控制。

根据待结合附图阅读的本公开的例示实施例的以下详细说明，本公开的上述和其它方面、特征和优点将变得清楚。

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，其中相似的标号指示相似的特征，且其中：

图1是根据应用于丙烯腈制造的公开的方面的实施例的示意流程图。

图2是根据应用于丙烯腈制造的公开的方面的另一实施例的示意流程图。

图3是例示包括多于一个反应器、淬冷柱和流出物压缩机的方面的示意流程图。

图4是例示出单线路驱动器的示意流程图。

具体实施方式

图1是根据应用于丙烯腈制造的公开的方面的实施例的示意流程图。参照附图，设备100包括反应器10、淬冷容器20、流出物压缩机30和吸收器40。流1中的氨和流2中的烃(HC)进料可作为结合的流3供给至反应器10。HC进料流2可包括烃，该烃是从由丙烷、丙烯和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择的。催化剂(未在图1中显示)可存在于反应器10中。含氧气体可供给至反应器10。例如，空气可由空气压缩机(未在图1中显示)压缩并且供给至反应器10。

丙烯腈由在催化剂存在于反应器10中的情况下的烃、氨、和氧的反应而在反应器中产生。反应器10可在反应器或第一压力P1下运行，其中，第一压力可特征为入口(例如旋风分离器22的第一级入口)17处的压力。根据本公开，旋风分离器22可为多级旋风分离器系统的第一旋风分离器，该多级旋风分离器系统可构造为将包含丙烯腈的流运送至高压间(未在图1中显示)。包含丙烯腈的流可离开高压间并且作为反应器流出物流4去往反应器10的顶部部分外。在一方面中，旋风分离器22可构造为分离可能在进入入口17的包含丙烯腈的流中夹带的催化剂，并且通过催化剂回送浸脚(dip leg)(未在图1中显示)将分离的催化剂回送至反应器10中的催化剂床。在反应器10中产生的包含丙烯腈的反应器流出物流4可通过线路11运送至淬冷容器20。在该方面中，第一压力为大约140kPa或更少，在另一方面中为大约135kPa或更少，在另一方面中为大约130kPa或更少，在另一方面中为大约125kPa或更少，在另一方面中为大约101kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约110kPa至大约1400kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约145kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约130kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约135kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约137kPa，在另一方面中为大约115kPa至大约125kPa。

在淬冷容器20中，反应器流出物流4可通过与淬冷水性流5接触而得到冷却，该淬冷水性流5经由线路12进入淬冷容器20。淬冷水性流5除了水之外可包括酸。包含丙烯腈(包含副产物，例如乙腈、氰化氢和杂质)的冷却的反应器流出物然后可作为淬冷流6，经由线路13运送至流出物压缩机30。

淬冷流6可由流出物压缩机30压缩，并且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。可经由线路14将压缩机流出物流7运送至吸收器40的较低部分。在吸收器40中，丙烯腈可被吸收在第二或吸收器水性流8中，第二或吸收器水性流8经由线路15进入吸收器40的较高部分。然后可将包含丙烯腈和其它副产物的水性流或富水流18经由线路19从吸收器40输送至回收柱(未在图1中显示)以用于进一步的产物净化。

未吸收流出物9通过导管16从吸收器柱40的顶部离开。未吸收流出物9可包括废气，废气可在吸收器废气焚烧炉(AOGI)或吸收器废气氧化器(AOGO)中燃烧。

在一方面中，流出物压缩机30通过穿过线路13吸引淬冷流6而起作用。流出物压缩机30可压缩淬冷流6，以便其作为压缩的流出物压缩机流7离开流出物压缩机30，该流出物压缩机流7具有比反应器压力(第一压力)高的压力(第二压力)。在一方面中，压缩的流出物压缩机流7的线路14中的压力为反应器10的操作压力的大约2至大约11.5倍，在另一方面中为大约2至大约12.5倍，在另一方面中为大约2.5至大约10倍，在另一方面中为大约2.5至大约8倍，在另一方面中为大约2.5至大约5倍，在另一方面中为大约2.5至大约4倍，在另一方面中为大约2.5至大约3.2倍，在另一方面中为大约2至大约3.5倍，在另一方面中为大约2至大约3倍，在另一方面中为大约3至大约11.25倍，在另一方面中为大约5至大约11.25倍，在另一方面中为大约7至大约11.25倍(均基于绝对压力比较)。在一方面中，第二压力(绝对压力)为大约300至大约500kPa，在另一方面中为大约340kPa至大约415kPa，在另一方面中为大约350kPa至大约400kPa，在另一方面中为大约250kPa至大约500kPa，在另一方面中为大约200kPa至大约400kPa，在另一方面中为大约250kPa至大约350kPa，在另一方面中为大约300kPa至大约450kPa，并且在另一方面中为大约360kPa至大约380kPa。

在一方面中，当水性流8未冷却或未冷藏并且/或者处于4℃至大约45℃时，第二压力使得吸收器可在大约15至大约20kg/kg产生的丙烯腈最终产物的水性流8流速下操作，并且其中，吸收器富水流包含大约5个重量百分比或更多有机物，在另一方面中为大约6个重量百分比或更多有机物，并且在另一方面中为大约7个重量百分比或更多有机物。在另一方面中，水性流8的流速可为大约15至大约19kg/kg丙烯腈，在另一方面中为大约15至大约18kg/kg丙烯腈，并且在另一方面中为大约16至大约18kg/kg丙烯腈。在另一方面中，未冷却或未冷藏的水性流为大约20至大约45℃，在另一方面中为大约25至大约40℃，在另一方面中为大约25至大约35℃，并且在另一方面中为大约25至大约30℃。

冷却系统(未在图1中显示)可定位在压缩机30处或其下游，其中，冷却系统构造为将压缩的流出物压缩机流7在进入吸收器40之前冷却至预定温度，例如，大约105℉(大约40.5℃)。

在一方面中，吸收器40可包含四十至六十(40-60)个盘。在一方面中，吸收器40可包含五十(50)个盘。压缩的流出物压缩机流7可在吸收器的底部盘下方进入吸收器40。在一方面中，吸收器40可在第二水性流8中的冷藏水(包零含量的冷藏水)的可变流速下操作。

在一方面中，吸收器40可在高于常规工艺中的吸收器中压力的压力下操作。通过在该较高压力下操作吸收器40，可比常规工艺中的吸收器更有效地操作吸收器。由于在本公开的工艺中实现的更高的吸收器效率，因而可实现与常规工艺中相同的富水流18中丙烯腈的回收，但要求更少的水来在吸收器中吸收丙烯腈。在该方面中，富水指具有大约5个重量百分比或更多有机物的水，在另一方面中为大约6个重量百分比或更多有机物，并且在另一方面中为大约7个重量百分比或更多有机物。在一方面中，在吸收器中用于吸收丙烯腈的水可为工艺或市政水(例如，具有大约4-45℃的温度)。在该方面中，工艺或市政水是多于大约95个重量百分比的水，在另一方面中为大约97个重量百分比或更多的水，在另一方面中为大约99个重量百分比或更多的水，并且在另一方面中为大约99.9个重量百分比或更多的水。在一方面中，第二水性流8的温度可在大约4至大约45℃的范围中，在另一方面中为大约10至大约43℃，并且在另一方面中为大约27至大约32℃。

在一方面中，水性流8可不含冷却或冷藏的水。在一方面中，水性流8可具有比在常规工艺中的水性流中要求的温度高的温度。在一方面中，水性流8可包括冷藏水，并且当水性流8包括冷藏水时，水性流8的流速可小于在常规工艺中的水性流中要求的流速。在该方面中，第一水性流具有大约20℃至大约50℃的温度，在另一方面中为大约25℃至大约45℃，并且在另一方面中为大约30℃至大约40℃。可将第一水性流以每kg产生的丙烯腈大约25kg至大约35kg第一水性流的比率提供至吸收器，并且在另一方面中为每kg产生的丙烯腈大约27kg至大约33kg第一水性流。

在一方面中，反应器10可在比常规工艺中要求的压力低的压力下操作。在不具有流出物压缩机的常规工艺中，反应器10通常需要在大约8psig的压力下运行，来获得烃进料到包含丙烯腈的流出物产物的例如80％或更多的转化率。在本公开的方面中，该工艺包含在比常规工艺中低大约35至大约50％的压力(绝对压力基础)下操作反应器10。在本公开的方面，该工艺包括在大约4-5psig的压力下操作反应器10。已经发现，通过根据本公开降低反应器10的操作压力，可实现烃进料到丙烯腈的至少大约70％或更多的转化率，在另一方面中为大约75％或更多，在另一方面中为大约81％或更多，并且在另一方面中为大约82％或更多。

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，并且在极端情况下当应执行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方面高度谨慎。由于操作窗(例如压力和流化速率)或流化床特性变化(例如，反应器直径、内部、床高度、床压降与栅格(grid)压降的比率)和催化剂特性变化(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参数之一是反应器直径的按比例增加。在该方面中，反应器可具有大约5至大约15米的内径，在一方面中为大约7至大约12米，在另一方面中为大约8至大约11米，并且在另一方面中为大约9至大约11米。反应器直径也是导致最多按比例增加注意的参数之一，因为存在受限制的可用缓解选项、缺乏的反应器更改来改正过度的直径按比例增加。通过相当数量的实验和优化，已经发现，当使用具有大约10与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，在大约140kPa或更低的反应器压力下操作时，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，在另一方面中为大约135kPa或更低，在另一方面中为大约130kPa或更低，在另一方面中为大约125kPa或更低，在另一方面中为大约101Kpa至大约140kPa，在另一方面中为大约110kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约145kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约130kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约135kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约137kPa，并且在另一方面中为大约115kPa至大约125Kpa。

因为反应器压力降低，所以需要增加反应器直径和/或反应器速率，以便实现丙烯腈的给定生产率。此外已经发现，在这些降低的反应器压力下，可选地在更大的直径下，还可能操作相对高的床高度与床直径比，因而使催化剂存量最大化同时降低直径方面的增加。在一方面中，通风栅格设计提供在反应器减产时的大约30至40％(最小)的催化剂床压降。已经确定，只要催化剂在上述颗粒特性范围内，并且优选地具有在大约1和4％之间的磨擦损失，那么对于具有9至11m的内径的反应器，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1.2m/s下操作，优选地为0.55和1之间。可使用已知方法来确定磨擦损失，例如Hartge等的The 13^th International Conferenceon Fluidization–New Paradigm in Fluidization Engineering，Art.33(2010)，基于ASTM D4058和ASTM D5757，以及美国专利No. 8,455,388(它们均通过引用而整体并入本文中)的方法。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0.25至大约0.45kg/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。因而当根据本发明利用大约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的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0.005和0.015公吨每小时每立方米反应器体积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，在另一方面中为大约0.009至大约0.01公吨每小时每立方米反应器体积。

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。该方法包含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反应器高度的大约40％的反应器直径的反应器。在相关方面中，反应器高度(切线到切线)可为大约10至大约25米，在另一方面中为大约10至大约20米，在另一方面中为大约12至大约18米，并且在另一方面中为大约14至大约16米。

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0.25至大约0.45kg/cm²的范围中的顶部压力，在另一方面中为大约0.3至大约0.5kg/cm²，在另一方面中为大约0.2至大约0.4kg/cm²，并且在另一方面中为大约0.2至大约0.5kg/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0.4至大约0.45kg/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(基于流出物体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0.25至大约0.5kg/cm²的顶部压力，并且在另一方面中为大约0.2至大约0.45kg/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20或更大，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0.3至大约0.5kg/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。

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在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。

在一方面中，设备100可包括水喷射系统23(如在图1和图2中所示)，其构造为对流出物压缩机30的至少一个表面喷射水流24来减少该表面上的污垢。在一方面中，可变速涡轮可与流出物压缩机30一起使用。

在一方面中，当以大约5psig的顶部压力操作反应器10时，在可进行进一步处理之前必须压缩冷却的流出物气体。在一方面中，气体离开压缩机吸引分离器并且流到流出物压缩机30的第一区段。可将脱矿物质水喷射-注入到压缩机吸引线路中并且还喷射-注入到扩散器通路中。该水注入可构造为在旋转和静止表面上维持水膜，以便不会累积沉积物。该水注入可构造为使遍及流出物压缩机的气体最少化(并且因而使聚合体形成速率最小化)。可通过水喷射中的一些的蒸发来降低气体温度。该净效益可为用于流出物压缩机的可接受的营运因素。

来自流出物压缩机第一区段的气体可行进穿过流出物压缩机中间冷却器。冷却的气体可流到压缩机级间分离器，在其中移除冷凝物。来自分离器的气体可运送至流出物压缩机的第二区段，其中，可以以与流出物压缩机30的第一区段相同的方式利用水喷射。从第二区段，流出物气体可在流出物压缩机后冷却器或换热器中得到冷却。气体和冷凝物的混合物可离开后冷却器或换热器，并且在吸收器40的底部盘下方进入吸收器40。

工艺冷凝物可从级间分离器移除，并且通过压差返回至吸引分离器，在此，其与来自流出物压缩机上游的次级流出物冷却器的冷凝物混合。结合的工艺冷凝物可再循环至次级流出物冷却器和压缩级级间冷却器的工艺侧入口。净冷凝物可送至后冷却器的入口。冷凝物可喷射在这些换热器的管板上方以提供洗涤液体，来有助于保持换热器管的内部清洁。

在一方面中，流出物压缩机30可具有外壳和轮，该轮构造为允许脱矿物质补充水以预先确定的量注入吸引和轮通道中，以维持遍及压缩机的水膜。该洗涤水可由控制器提供和控制。可为抑制剂对洗涤水的添加进行规定。

在一方面中，流出物压缩机30可在尺寸方面设置为在淬冷和冷却至大约105℉(40.5℃)后操纵反应器流出物气体。气体速率和成分可从预定产量和速率导出。吸收器废气的一部分可用作洗提气体(stripping gas)以用于淬冷底部洗提器。该洗提气体可经由流出物压缩机30回送至吸收器40，并且流出物压缩机30可在尺寸方面设置为用于该增加的流。

在一方面中，流出物压缩机机架尺寸构造可为允许大约5％的超负荷(overcapacity)。如果在相同的机架尺寸内，那么在另一方面中，总共可提供直到大约35％的附加生产能力过剩，在另一方面中为大约25％，在另一方面中为大约15％，并且在另一方面中为大约10％。对于这两个区段中的各个，由水喷射维持的最大排放温度可为200华氏度(93.3℃)。

在一方面中，当压缩流出物压缩机流7进入吸收器40时，工艺冷凝物相可运送至吸收器贮槽或用在其它工艺中，而气体与吸收水或第二水性流8的下降流相反地向上流动穿过吸收器盘(阀式盘)。用于吸收的贫水可从回收柱抽出、冷却并送至吸收器的顶部盘。在一方面中，不对贫水提供冷藏，并且不向吸收器的任意其他部分提供冷藏。

离开吸收器顶部的气体实际上不含丙烯腈和其它有机物，但是可包括一氧化碳和未转化的烃(例如丙烷)。环境要求可使得有必要在将废气排放到大气之前消灭这些化合物。这些化合物的消灭可利用焚烧炉或氧化器系统(例如AOGO 21)来实现。

吸收器底部水或富水包括回收的丙烯腈和其它有机物，并且该富水流可送至丙烯腈回收柱。

如图3中所示，设备300包括与设备100相同的特征，并且还包含膨胀器302。膨胀器302可构造为使来自吸收器40的未吸收的流出物9的压力膨胀或降低至较低压力。在一方面中，膨胀器302可构造为将未吸收流出物9的压力降低至大约1/17.5至1/22.5。在一方面中，膨胀器302可构造为降低未吸收流出物9的压力，其可与吸收器中的压力相同。例如，膨胀器302可构造为降低未吸收流出物9的大约35-45psig的压力，来提供膨胀的未吸收流出物25，其具有大约2psig或更小的较低压力。在该方面中，该膨胀导致来自吸收器的未吸收流出物压力的从大约300kPa至大约500kPa的压力(绝对压力)到大约115kPa或更小的压力(绝对压力)的降低。膨胀的未吸收流出物25可经由线路26从膨胀器302运送至AOGO 21。

设备300可包含预热器303。预热器303可构造为将未吸收流出物9从大约25℃至大约40℃的温度预热至大约350℃或更高的温度，且在另一方面中为大约37.7℃至大约371.1℃的温度。通过在未吸收流出物9进入膨胀器302之前预热其，可避免或减少膨胀器302中的冷凝。在一方面中，当未吸收流出物9在膨胀器302中膨胀时，其温度从大约300℃至大约400℃的温度降低至大约200℃至大约260℃的温度。

在一方面中，在吸收器废气焚烧炉(AOGI)或吸收器废气氧化器(AOGO)21中燃烧膨胀的未吸收流出物25所要求的燃料气体可少于燃烧尚未膨胀的未吸收流出物9所要求的燃料气体。已经发现，通过提高膨胀器302中的膨胀器压降，在AOGO 21中燃烧膨胀的未吸收流出物25可要求更少的燃料气体。例如，已经发现，通过提高膨胀器302中的压降，温度T3可为大约500℉(大约260℃)，而不是大约400℉(大约204.4℃)。当膨胀的未吸收流出物25具有大约500℉(大约260℃)的温度T3，而不是大约400℉(大约204.4℃)的温度时，在AOGO 21中燃烧膨胀的未吸收流出物25要求更少的燃料气体，并且要求更少的水以在吸收器40中吸收丙烯腈以产生富水流18。已经发现，在某些应用中故意损失少量的丙烯腈产物来降低AOGO21中的燃烧所需的燃料气体是更加有成本效益的。

如在图3中所显示的，设备500可包含第一系列501和第二系列502。各系列可与之前描述的设备100或300相似或相同。如图3中所示的，各系列可包含其自身的反应器10、淬冷容器20、流出物压缩机30和吸收器40，并且可并行地操作系列。在一方面中，各系列可包含其自身的AOGO 21。在一方面中，各系列的各吸收器可构造为接收其自身的第二或吸收器水性流8，该第二或吸收器水性流8在与另一系列分开的线路15中供应。各系列的各线路15可接收吸收器水性流8，其中，流8用于丙烯腈回收柱503的操作中或在丙烯腈回收柱503的操作中生成。来自各系列的各吸收器的富水流18可运送至丙烯腈回收柱503。这些富水流可在进一步处理之前结合。

在一方面中，氨氧化反应系统包括涡轮，该涡轮对于驱动包括空气压缩机和至少一个流出物压缩机的单个驱动线路是有效的。该涡轮可从由蒸汽涡轮、燃气涡轮、电涡轮和可变速电涡轮组成的集合中选择。如图4中所示，高压流提供至蒸汽涡轮412。在该方面中，提供至蒸汽涡轮412的蒸汽具有大约600psig或更大的压力，并且在另一方面中为大约600至大约700psig。蒸汽涡轮412对于驱动包括一个或更多个空气压缩机402、一个或更多个流出物压缩机30和至少一个膨胀器302的单个驱动线路417是有效的。空气压缩机402构造为对反应器10提供空气，且流出物压缩机30构造为对吸收器40提供流出物流。

在另一方面中，反应器10和吸收器40可各自包括阀(未显示)。阀构造为允许反应器10和吸收器40的独立控制。例如，在启动时，反应器10上的阀可通向大气来阻止真空在反应器10中的形成。

在一方面中，本公开的方法和设备提供比常规方法和设备大的操作方面的灵活性。例如，本公开的方法和设备提供更大的减产方面的灵活性或在需求比常规方法和设备少的丙烯腈产量时使用更低的速率。

流出物压缩机典型地比冷冻器装置廉价，在常规工艺中，需要该冷藏器装置来向吸收器提供冷藏水。出于该原因，本公开的设备和方法可具有比常规设备和方法低的资本支出。

在一方面中，已发现上述方法可实现比常规工艺中高的反应器产物转化，该常规工艺不包括在大于第一压力的第三压力下压缩淬冷流和吸收。在一方面中，已经发现，通过在比在常规工艺中的吸收器中的压力高的压力下操作吸收器，在使用更少的冷藏水和/或比在常规工艺中用作吸收水性流的冷藏水热的水的情况下，可在吸收器中生成包含丙烯腈的富水。

在另一方面中，氨氧化反应工艺包含：在大约100kPa(绝对压力)或更小的压力和大约0.5至大约1.2米/秒的速率下，在催化剂的存在下使氨、氧和烃(其从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择)反应来提供反应器流出物流。反应可在大约5kPa(绝对压力)至大约100kPa(绝对压力)的压力下进行，在另一方面中为大约10kPa(绝对压力)至大约90kPa(绝对压力)，在另一方面中为大约20kPa(绝对压力)至大约80kPa(绝对压力)，在另一方面中为大约30kPa(绝对压力)至大约70kPa(绝对压力)，并且在另一方面中为大约40kPa(绝对压力)至大约60kPa(绝对压力)。已经发现，通过如所指出地降低反应器10的操作压力，可实现烃进料到包含丙烯腈的流出物的至少大约70％或更多的转化率，在另一方面中为大约75％或更多，在另一方面中为大约81％或更多，并且在另一方面中为大约82％或更多。

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 (16)

1.一种氨氧化反应工艺，包括：

在大约140kPa(绝对压力)或更小的压力和大约0.5至大约1.2米/秒的线性速率下，在反应器中的催化剂的存在下，使氨、氧和烃反应来提供反应器流出物流，所述烃从由丙烷、丙烯、异丁烷和异丁烯、以及它们的组合组成的集合中选择，

利用第一水性流淬冷所述反应器流出物流，以提供包含丙烯腈的淬冷流；

利用流出物压缩机压缩所述淬冷流，来提供包含丙烯腈的流出物压缩机流；

在大约大于300kPa(绝对压力)至大约500kPa(绝对压力)的压力下，将所述流出物压缩机流运送至吸收器；

其中所述吸收器的特征在于具有盘，

并且在所述吸收器中，在第二水性流中吸收丙烯腈来提供包含丙烯腈的富水。

2.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述吸收器具有40至60个盘。

3.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述反应器具有大约5至大约15米的内径。

4.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述反应器具有大约10至大约25米的高度(切线到切线)。

5.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述速率在所述反应器的入口处测量，并且压力在旋风分离器的入口处测量。

6.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述工艺对于提供大约70％或更大的烃进料至丙烯腈的烃的转化率是有效的。

7.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述第一水性流具有大约20℃至大约50℃的温度。

8.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述第二水性流以每kg产生的丙烯腈大约25kg至大约35kg第一水性流的比率被提供至所述吸收器。

9.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述第二水性流具有大约4℃至大约45℃的温度。

10.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述第二水性流具有大约20℃至大约45℃的温度。

11.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其特征在于，所述第二水性流具有大约15至大约20kg/kg产生的丙烯腈最终产物的流速。

12.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，还包括使来自所述吸收器的未吸收流出物膨胀，以降低所述未吸收流出物的压力。

13.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述膨胀导致来自所述吸收器的所述未吸收流出物的压力降低至大约150kPa(绝对压力)或更小的压力。

14.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，还包括在所述膨胀的步骤之前预热来自所述吸收器的所述未吸收流出物。

15.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，所述预热将所述未吸收流出物的温度从大约25℃至大约40℃的温度提高至大约350℃或更高的温度。

16.根据权利要求1所述的氨氧化反应工艺，其中，在所述膨胀的步骤期间，所述未吸收流出物的温度从大约300℃至大约400℃的温度降低至大约200℃至大约260℃的温度。

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