CN115337872B - 一种撤热水管、流化床反应器及其在丙烯腈制造中的应用 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种撤热管组，其设置在流化床反应器的撤热段内，该撤热管组包括：至少1个第一撤热管，包括n1个直管a和n1‑1个连接管件；和至少1个第二撤热管，包括n2个直管b和n2‑1个连接管件，其中，在所述撤热段的任意位置处沿着垂直于所述流化床反应器中心轴线的方向横切所获得的横切面内，第一撤热管的全部直管a中的大于50％的直管a在流化床反应器的撤热段的横切面的中心部分范围内，第二撤热管的全部直管b中的小于50％的直管b在横切面的中心部分范围内，并且第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长La与第二撤热管的全部直管b的外轮廓总周长Lb之间的比值为大于1且小于等于2。

Description

一种撤热水管、流化床反应器及其在丙烯腈制造中的应用
技术领域
本发明涉及一种流化床反应器和撤热水管，所述撤热水管特别适合设置在所述流化床反应器中。本发明进一步涉及所述流化床反应器和所述撤热水管在丙烯腈制造中的应用。
背景技术
丙烯腈是石油化工的重要化工原料。世界各国普遍采用丙烯氨氧化一步法生产丙烯腈，即在流化床氨氧化催化剂作用下，在一定的反应温度和压力下，丙烯氨氧化生成丙烯腈，同时副产乙腈、氢氰酸等，也会有CO、CO2深度氧化产物的生成。该反应为强放热反应，反应过程中伴随着大量的热量产生。
典型的丙烯腈流化床反应器内构件包括丙烯氨分布器、空气分布板、撤热水管(也称为冷却盘管)及旋风分离器，其中撤热水管及旋风分离器的料腿作为流化床的垂直构件位于催化剂床层中。撤热水管可以将大量产生的反应热及时移出反应系统，并将反应温度维持在一个稳定的状态，而旋风分离器捕获随气体向上运动时所夹带的催化剂，并将催化剂通过料腿返送回催化剂床层，以减少催化剂跑损。
图1示出一种丙烯腈流化床反应器，其主要内构件包括：含氧气体分布板、丙烯氨分布器、撤热管、旋风分离器。在如图1所示的现有技术的丙烯腈反应器中，需总撤热管的85％甚至更多的撤热管都处于工作状态，即这些撤热管内均通有相对反应温度来说的冷的撤热介质，通过撤热介质的热交换，才能维持反应温度的稳定。此外，反应过程中往往通过切换撤热管来达到微调反应器温度的目的。然而，随意切换撤热管往往难以获得理想的调节效果。
发明内容
在现有技术的丙烯腈流化床反应器中，处于空管状态的撤热管比较少，可以在工作状态和空管状态之间切换的撤热管非常有限。随着装置运行周期的延长，撤热管表面的Mo垢附着更多，热传导效率下降，需更多的撤热管处于工作状态才能维持反应温度的稳定。另一方面，当设置较多撤热管时，由于需要在反应器壁上增加用于使向撤热管输送撤热介质的管路通过的开口，因此存在影响反应器壁强度的担忧。另一方面，在利用流化床反应器进行丙烯氨氧化反应来制造丙烯腈时，丙烯氨氧化反应为气-固非均相催化反应，气体在反应器内的流动状况不同于自由鼓泡床，气体通过分布板产生的气泡会随着床层的升高而变大。本发明的发明人发现，垂直内构件的存在有助于打破气泡，相比于大的气泡，小气泡更有利于传质的进行，提高有效产物的生成。本发明的发明人进一步发现，撤热水管除了其自身的基本功能外，作为垂直构件还有破碎气泡的作用,也有助于降低气固相的返混程度，减少深度氧化产物的生成。这些垂直构件在反应器截面上的分布情况直接关系到能否有效地限制气泡变大或者破碎气泡，也即直接影响到反应结果。本发明基于该发现而完成。
具体而言，本发明涉及以下方面的内容：
1.一种撤热管组，所述撤热管组设置在流化床反应器的撤热段内，所述撤热段设置于所述流化床反应器的流化床层内，所述撤热管组包括：
至少1个第一撤热管，该第一撤热管包括n1(2<n1<30,优选为2<n1<20，更优选为2<n1<10)个平行于所述流化床反应器的中心轴线方向延伸的直管a和n1-1个用于使所述n1个直管串联并流体连通的连接管件；和
至少1个第二撤热管，该第二撤热管包括n2(2<n1<30,优选为2<n1<20，更优选为2<n1<10)个平行于所述流化床反应器的中心轴线方向延伸的直管b和n2-1个用于使所述n2个直管串联并流体连通的连接管件，
其中，在所述撤热段的任意位置处沿着垂直于所述流化床反应器中心轴线的方向横切所获得的横切面内，所述第一撤热管的全部直管a中的大于50％(优选60％以上、更优选为70％以上)的直管a在所述流化床反应器的所述撤热段的横切面的中心部分范围内，且所述第二撤热管的全部直管b中的小于50％(优选40％以下、更优选为30％以下)的直管b在所述横切面的中心部分范围内，并且
其中，所述第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长La与所述第二撤热管的全部直管b的外轮廓总周长Lb之间的比值为大于1且小于等于2(优选为大于1且小于等于1.5，更优选为大于1且小于等于1.1)。
2.前述或后述任一方面所述的撤热管组，满足以下关系：
|n1-n2|<5，(优选|n1-n2|<3)。
3.前述或后述任一方面所述的撤热管组，设所述横切面的半径为R，则所述中心区域为距所述横切面的圆心3/4R范围内，优选为2/3R范围内，更优选为1/2R范围内，还更优选为1/3R范围内的区域。
4.前述或后述任一方面所述的撤热管组，所述直管a的外径与所述直管b的外径之比为1-1.8，优选为1-1.5。
5.前述或后述任一方面所述的撤热管组，所述撤热管组能够以0.1-2℃(优选0.5-1℃)幅度调节所述流化床反应器温度。
6.一种流化床反应器，该流化床反应器包括前述或后述任一方面所述的撤热管组。
7.一种流化床反应器的撤热方法，其特征在于，使用前述或后述任一方面所述的撤热管组由所述流化床反应器中回收反应所产生的热量。
8.一种调节前述或后述任一方面所述的流化床反应器的方法，该方法包括：
在反应过程中，通过所述第一撤热管和所述第二撤热管之间的切换，来调节所述流化床反应器的温度。
9.前述或后述任一方面所述的调节流化床反应器方法，能够以0.1-2℃(优选0.5-1℃)幅度调节所述流化床反应器温度。
10.前述或后述任一方面所述的流化床反应器在烯烃(比如丙烯)氧化法或氨氧化法制造环氧化合物(比如环氧丙烷)或不饱和腈(比如丙烯腈)中的用途。
11.一种不饱和腈的制造方法，包括在前述或后述任一方面所述的流化床反应器中使烯烃(比如丙烯)发生氨氧化反应而生成不饱和腈(比如丙烯腈)的步骤。
附图说明
图1是现有技术的流化床反应器的正视示意图。
图2是现有技术的流化床反应撤热管组的俯视示意图。
图3是本发明的流化床反应撤热管组的正视示意图。
图4A-4C是本发明的撤热管组的撤热管的布置示意图。
图5是本发明的撤热管组示意图。
图6是本发明的撤热管组示意图。
附图标记说明：
1：流化床反应器器壁
2、10、20：流化床反应器的撤热管
3：流化床反应器的撤热管入口
4：流化床反应器的撤热管出口
5：撤热管下连接管件
6：撤热管上连接管件
7：含氧气体分布板
8：丙烯氨分布器
9：高效旋风分离器
技术效果
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以提高装置目标产物的生产能力，降低装置运行成本。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以加快流化床内流型的改变，提高传质效率。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以在增加撤热管数量的情况下，避免反应器壁强度的降低。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以灵敏、准确地控制反应器温度。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以有效地抑制气泡的生长，从而达到提高原料气转化率，增加目标反应产物收率的目的。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以降低气固相的返混程度，减少深度氧化产物的生成。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以提高传热效率，延长装置运行周期。
根据本发明的撤热管组和流化床反应器，可以在流化床反应器的撤热段的单位截面积内设置更多的直管，从而增强撤热能力。
具体实施方式
下面对本发明的具体实施方式进行详细说明，但是需要指出的是，本发明的保护范围并不受这些具体实施方式的限制，而是由附录的权利要求书来确定。
本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都引于此供参考。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。
当本说明书以词头“本领域技术人员公知”、“现有技术”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用的那些，但也包括目前还不常用，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。
在本说明书的上下文中，所谓“基本上”指的是允许存在对于本领域技术人员而言可以接受或认为合理的偏差，比如偏差在±10％以内、±5％以内、±1％以内、±0.5％以内或者±0.1％以内。
在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，而且压力是表压。
本发明的“撤热管组”和“撤热管”可以用于从进行放热反应(或者反应的某些放热阶段)的反应器中移除多余热量，使反应维持在一定温度范围内。但本发明的“撤热管组”和“撤热管”也可以用于向进行吸热反应(或者反应的某些吸热阶段)的反应器提供热量，是反应维持在一定温度范围内。
在本说明书的上下文中，本发明的任何两个或多个实施方式都可以任意组合，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。
根据本发明的一个实施方式，涉及一种流化床反应器，特别是丙烯腈制造用流化床反应器。在此，所述流化床反应器至少包括反应撤热段和设置在所述反应撤热段中的撤热管组。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热管组的直管基本上都位于所述流化床反应器的密相区，用于将反应热及时移出系统，维持系统的稳定运行。为此，在本说明书的上下文中，所谓“撤热段”，指的是所述流化床反应器中设置有撤热管组的区域，更特别是指所述撤热管组的直管在所述流化床反应器中所处的区域，更特别指的是所述流化床反应器的密相区中设置有所述撤热管组的直管的区域。
在理想状态下，撤热段内的撤热管组可以按照图2所示的排布方式，即各个撤热管以直线的方式排布。然而，为了进一步改善流化情况以及装置高生产能力的需求，现有技术的撤热管组存在不能满足装置正常运行的可能，另一方面，如图1所示，流化床反应器的撤热段内还包括旋风分离器的9的料腿等其他内构件。本发明通过使同一个撤热管中的两个连接管件之间成角度，能够解决这一技术问题。
具体而言，根据本发明的一个实施方式，撤热管组设置在流化床反应器的撤热段内，所述撤热段设置在所述流化床反应器的流化床层内，所述撤热管组包括撤热管2。如图3所示，每1个所述撤热管2包括：入口3、出口4、至少3个相邻的直管和用于使任意两个相邻的直管串联并流体连通的连接管件。在图4A-4C和5中，当连通任意两个直管的连接管件位于直管的下方(在后文中，有时简称为“下连接管件5”)时，则与之相邻的另一个连接管件则位于直管的上方(在后文中，有时简称为“下连接管件6”)。
根据本发明的一个实施方式，撤热管组包括至少1个,优选10至100个，更优选为20-80个撤热管，所述撤热管包括N个(N大于等于3，优选地，N为3至30，更优选地N为3至20)直管和用于使任意两个相邻的所述直管串联并流体连通的N-1个连接管件。
另一方面，如图3所示，设所述撤热段沿着所述流化床反应器中心轴线方向的长度为L(单位是m)，则在所述撤热段所述长度L的整个区域内，优选在所述撤热段中心点上下49％L的区域内更优选在所述撤热段中心点以上45％L以下38％L的区域内，更优选在所述撤热段中心点以上40％L以下8％L的区域内的任意位置处沿着垂直于所述流化床反应器中心轴线的方向横切时，设所述撤热段的横切面的面积为S1(单位是m2)，则在所述撤热段的横切面内，所述撤热管组的全部直管的横切面的外轮廓周长为L1(单位是m)，则L1/S1为1.0-6.0m-1，优选为2.0-4.0m-1，更优选为2.5-3.5m-1。
如图3所示，根据本发明的一个实施方式，至少1个所述撤热管中，至少1个连接管件在所述横切面上的投影的中心轴线的延长线与至少1个其他连接管件在所述横切面上的投影的中心轴线的延长线的夹角大于0°且小于180°，优选为30°～150°，更优选为60°～120°，更优选为90°。
具体而言，在所述横截面上的投影中，同一个撤热管2中的直管和连接管件可以按照图4A～4C所示的布置方式来布置。
根据本发明的一个实施方式，撤热管组中的撤热管2的直管的横切面外轮廓基本上为圆形，其外轮廓周长L＝3.14×D。在此，D为所述直管外轮廓的直径(单位是m)。因此，在如图5所示的所述撤热段的横切面内，所述撤热管组的全部直管的横切面的外轮廓周长之和L1即为所述撤热段的横切面内全部直管的外轮廓周长的总和。
根据本发明的一个实施方式，设所述横切面内的所述撤热管组的全部直管数量为N，则所述横切面的单位面积内的直管数量N/S1为4-16个/m2，优选为5-12个/m2，更优选为6-11个/m2。
根据本发明的一个实施方式，所述丙烯腈流化床反应器的撤热段的横切面为圆形、椭圆形或卵形，优选为圆形。并且所述横切面的面积为20-700m2，优选为35-350m2。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热段的长度L为4-13m，优选5-12m。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热管组中的各个直管外径可以相同或不同。具体而言，所述撤热管组中的所述直管的外径各自独立地为80-180mm，优选90-170mm，和/或，所述直管的内径各自独立地为60-150mm，优选70-140mm，和/或，所述直管的长度各自独立地为4-13m，优选5-12m。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热管组和使用本发明的撤热管组的流化床反应器除了用于丙烯氨氧化制备丙烯腈的反应之外，还可以应用于其他流化床反应，例如丙烷氨氧化制备丙烯腈、等。根据本发明的一个实施方式，根据具体反应的不同，所述撤热管组能够从流化床反应器中回收1-10MPa的饱和蒸汽，优选2-8MPa的饱和蒸汽，更优选3-5MPa的饱和蒸汽。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热管组使得所述流化床反应器的撤热段的横切面的单位截面积(m2)每小时能够回收0.5-3.0t的4.5MPa饱和蒸汽的热量，优选每小时能够回收1.0-2.5t的4.5MPa饱和蒸汽的热量，更优选每小时能够回收1.5-2.0t的4.5MPa饱和蒸汽的热量。
根据本发明的一个方面，所述撤热管组每小时能够从直径为不大于5米的所述流化床反应器移出15-60t蒸汽的热量，优选每小时能够移出20-40t蒸汽的热量。
根据本发明的一个方面，所述撤热管组每小时能够从直径为不大于7米的所述流化床反应器移出20-100t蒸汽的热量，优选每小时能够移出40-80t蒸汽的热量。
根据本发明的一个方面，所述撤热管组每小时能够从所述直径为不大于10米的所述流化床反应器移出60-200t蒸汽的热量，优选每小时能够移出90-160t蒸汽的热量。
根据本发明的一个方面，所述撤热管组每小时能够从所述直径为不大于12米的流化床反应器移出60-300t蒸汽的热量，优选每小时能够移出140-250t蒸汽的热量。
根据本发明的一个方面，所述撤热管组每小时能够从所述直径为不大于15米的流化床反应器移出100-500t蒸汽的热量,优选每小时能够移出200-400t蒸汽的热量。
根据本发明的一个实施方式，设如图6所示的流化床反应器的撤热段的圆形横切面的半径为R，则所述横切面的中心区域是指距离该圆形横切面的圆心一定距离以内的范围(即图6中的虚线以内的范围)，而所述横切面的外围区域是指中心区域以外的区域(即图6中的虚线至反应器壁1的范围)。根据本发明的一个实施方式，所述横切面的中心区域是指距离横切面的圆心3/4R以内的圆形区域，优选为距离横切面的圆心2/3R以内的圆形区域，更优选为距离横切面的圆心1/2R以内的圆形区域，还更优选为距离横切面的圆心1/3R以内的圆形区域。
根据本发明的一个实施方式，所述撤热管组包括：至少1个第一撤热管10，该第一撤热管10包括n1个相邻的、垂直于所述横切面(平行于所述流化床反应器的中心轴线方向的)直管a和n1-1个用于使所述n1个直管串联并且流体连通的连接管件，其中，2<n1<30,优选为2<n1<20，更优选为2<n1<10；以及至少1个第二撤热管20，该第二撤热管20包括n2个相邻的、垂直于所述横切面(平行于所述流化床反应器的中心轴线方向的)直管b和n2-1个用于使所述n2个直管串联并且流体连通的连接管件，其中2<n2<30,优选为2<n2<20，更优选为2<n2<10。第一撤热管10的全部直管中的大于50％(优选60％以上、更优选70％)数量的直管在所述流化床反应器的撤热段的横切面的中心区域内，而第二撤热管20的全部直管中的小于50％(优选40％以下、更优选30％以下)的数量的直管在所述横切面的中心区域内。例如，当第一撤热管10具有8个直管时，5个以上的直管在所述横切面的中心区域内，或者当第一撤热管10具有7个直管时，4个以上的直管在所述横切面的中心区域内。另一方面，当第二撤热管20具有6个直管时，2个以下的直管在所述横切面的中心区域内，或者当第二撤热管20具有5个直管时，2个以下的直管在所述横切面的中心区域内。
在发明的一个实施方式中，第一撤热管10的全部直管的外轮廓周长之和与第二撤热管20的全部直管的外轮廓周长之和之间的比值为大于1且小于等于2，更优选为大于1且小于等于1.5，还更优选大于1且小于等于1.1。
在本发明的一个实施方式中，第一撤热管10的直管a的数量n1与第二撤热管20的直管b的数量n2满足以下关系：
n1-n2<5，并且优选地，n1-n2<3。
在本发明的一个实施方式中，所述直管a的外径与所述直管b的外径之比为1-1.8，优选为1-1.5。
本发明的上述实施方式的撤热管组能够以0.1-2℃的幅度调节反应器温度。
本发明的所述实施方式的撤热管组能够以0.5-1℃的幅度反应器温度。
根据本发明的一个实施方式，还涉及一种调节流化床反应器温度的方法，所述流化床反应器包括本发明的撤热管组，该方法包括：在反应过程中，通过所述第一撤热管10和所述第二撤热管20之间的切换，来调节所述流化床反应器的温度。
本发明的调节流化床反应器温度的方法能够以0.1-2℃、优选0.5-1℃的幅度调节流化床反应器的温度。
根据本发明的一个实施方式，还涉及本发明如前任一方面所述的流化床反应器在烯烃氧化法或氨氧化法制造环氧化合物或不饱和腈中的用途。在此，作为所述烯烃，特别是丙烯，作为所述环氧化合物，特别是环氧丙烷，而作为所述不饱和腈，特别是丙烯腈。
根据本发明的一个实施方式，特别涉及一种丙烯腈的制造方法，该制造方法包括在本发明如前任一方面所述的流化床反应器中使丙烯发生氨氧化反应而生成丙烯腈的步骤。
根据本发明的一个实施方式，所述烯烃氧化法或氨氧化法可以按照本领域常规已知的任何方式和任何方法进行，这些信息对于本领域技术人员而言是已知的，本文在此不再赘述。虽然如此，作为所述氨氧化反应的操作条件，具体比如可以举出丙烯/氨气/空气(以分子氧计)的摩尔比一般为1：1.1-1.3：1.8-2.0，反应温度一般为420-440℃，反应压力(表压)一般为0.03-0.14MPa，并且催化剂WWH重时空速一般为0.04-0.10h-1。
实施例
以下将通过实施例和比较例对本发明进行进一步的详细描述，但本发明不限于以下实施例。
在以下的实施例和比较例中，丙烯腈收率及丙烯转化率可按以下公式计算：
丙烯腈收率：AN％＝CAN/ΣC*100
丙烯转化率：Cc3％＝(1-Cc3出/Cc3进)*100
其中：
CAN:反应器出口气体中AN含的碳摩尔数(mol)
ΣC:反应器出口气体碳摩尔总数(mol)
Cc3出:反应器出口气体中C3含的碳摩尔数(mol)
Cc3出:反应器进口气体中C3含的碳摩尔数(mol)。
实施例1
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共480个，分为44个撤热管，其中12个撤热管采用图4A的排布方式，撤热段中心点处的横切面单位面积内的直管数量为7.6个/m2，，撤热管外径为89mm，L1/S1为2.1/m。
在丙烯进料量为7700NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为1.24t的4.0MPa饱和蒸汽/m2。
实施例2
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，分为56个撤热管，其中44个撤热管采用图4B的排布方式，撤热段中心点处的横切面单位面积内的直管数量为9.2个/m2，撤热管外径为114mm，L1/S1为3.3/m。
在丙烯进料量为7700NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为1.24t4.5MPa蒸汽/m2。
实施例3
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共572个，分为52个撤热管，其中44个撤热管采用图4A或4C所示的两种排布方式，撤热段中心点处横切面单位面积内的直管数量为9.0个/m2，每组由6、10、12个撤热管直管通过直管连接件串联而成，撤热管外径为140mm，L1/S1为4.0。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为1.98t4.5MPa蒸汽/m2。
实施例4
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共732个，分为70个撤热管，其中60个撤热管采用图4A或4C所示的两种排布方式，撤热段中心点处横切面单位面积内的直管数量为11.5个/m2，每组由6、10、12个撤热管直管通过直管连接件串联而成，撤热管外径为140mm，L1/S1为5.1。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为2.01t4.5MPa蒸汽/m2。
实施例5
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共732个，分为70个撤热管，其中52个撤热管采用图4A或4C所示的两种排布方式，撤热段中心点处横切面单位面积内的直管数量为11.5个/m2，每组由6、10、12个撤热管直管通过直管连接件串联而成，撤热管外径为89mm，L1/S1为3.2。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为1.98t4.5MPa蒸汽/m2。
比较例1
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共380个，分为36组，采用图2的撤热管组排布方式，撤热段中心点处横切面单位面积内的直管数量为6.0个/m2，撤热管外径为89mm，L1/S1为1.67/m。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，每小时撤热量为1.98t4.5MPa蒸汽/m2，在装置运行过程中，撤热管组无法稳定控制反应温度，由于撤热管数量不足，不能满足装置长期稳定运行。
比较例2
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管，采热管排布方式，撤热段中心点处横切面单位面积内的直管数量为9.18个/m2，每组由6、10、12个撤热管直管通过直管连接件串联而成，撤热管外径为140mm，L1/S1为4.04/m。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，撤热量为1.98t蒸汽/m2。
装置虽然能满足正常运行，但是无法满足装置停车时对内构件的维检修。
实施例6：
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共416个，分为44个撤热管。其中1个撤热管为由6个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的4个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的3/4半径(3/4R)的范围内。1个撤热管为由6个直管b组成的第二撤热管，该第二撤热管的4个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的3/4R的范围之外。支管a的外径与支管b的外径之比为1，并且构成第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管b的外轮廓总周长之比为1:1
在丙烯进料量为7700NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过任意一个第一撤热管与任意一个第二撤热管之间的切换，能够以1.5℃的幅度调节反应器温度。
实施例7
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管。其中1个撤热管为由7个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的5个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。另一个撤热管为由8个直管b串联组成的第二撤热管，该第二撤热管的5个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围之外。支管a的外径与支管b的外径之比为1.3，并且构成第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管b的外轮廓总周长之比为1:1.12。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过任意一个第一撤热管与任意一个第二撤热管之间的切换，能够以0.8℃的幅度调节反应器温度。
实施例8
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管。其中1个撤热管为由12个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的10个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。另一个撤热管为由8个直管b串联组成的第二撤热管，该第二撤热管的6个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围之外。支管b的外径与支管a的外径之比为1.5，并且构成第一撤热管的全部直管的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管的外轮廓总周长之比为1:1.05。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过任意一个第一撤热管与任意一个第二撤热管之间的切换，能够在0.5℃的幅度调节反应器温度。
实施例9
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管。其中1个撤热管为由12个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的10个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。另一个撤热管为由19个直管b串联组成的第二撤热管，该第二撤热管的8个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围之外。支管a的外径与支管b的外径之比为1.7，并且构成第一撤热管的全部直管的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管的外轮廓总周长之比为1:1.08。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过任意一个第一撤热管与任意一个第二撤热管之间的切换，能够在0.7℃的幅度调节反应器温度。
比较例3：
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管。其中1个撤热管为由12个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的10个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。另一个撤热管为由8个直管b串联组成的第二撤热管，该第二撤热管的4个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围之外。支管a的外径与支管b的外径之比为1.2，并且构成第一撤热管的全部直管的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管的外轮廓总周长之比为1:1.9。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过任意一个第一撤热管与任意一个第二撤热管之间的切换，只能够以7.8℃的幅度调节反应器温度。
比较例4：
流化床反应器直径为9米，装填180吨牌号为中国石化上海石油化工研究院SANC系列丙烯腈催化剂，内设高度相同的直管共584个，共分为56个撤热管。其中1个撤热管为由12个直管a串联组成的第一撤热管，该第一撤热管的10个直管a位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。另一个撤热管为由8个直管b串联组成的第二撤热管，该第二撤热管的4个直管b位于反应器撤热段横截面中距离圆心的2/3R的范围内。支管a的外径与支管b的外径之比为1.2，并且构成第一撤热管的全部直管的外轮廓总周长与构成第二撤热管的直管的外轮廓总周长之比为1:1.64。
在丙烯进料量为11800NM3/h，反应温度为430℃，反应压力为0.04Mpa，丙烯：氨：空气为1：1.2：9.6条件下，通过第一撤热管与第二撤热管之间的切换，只能够以6.3℃的幅度调节反应器温度。

Claims (17)

1.一种撤热管组，其特征在于，所述撤热管组设置在流化床反应器的撤热段内，所述撤热段设置于所述流化床反应器的流化床层内，所述撤热管组包括：
至少1个第一撤热管，该第一撤热管包括n1个平行于所述流化床反应器的中心轴线方向延伸的直管a和n1-1个用于使所述n1个直管串联并流体连通的连接管件，其中2<n1<30；和
至少1个第二撤热管，该第二撤热管包括n2个平行于所述流化床反应器的中心轴线方向延伸的直管b和n2-1个用于使所述n2个直管串联并流体连通的连接管件，其中2<n2<30，
其中，在所述撤热段的任意位置处沿着垂直于所述流化床反应器中心轴线的方向横切所获得的横切面内，所述第一撤热管的全部直管a中的大于50%的直管a在所述流化床反应器的所述撤热段的横切面的中心部分范围内，且所述第二撤热管的全部直管b中的小于50%的直管b在所述横切面的中心部分范围内，设所述横切面的半径为R，则所述中心区域为距所述横切面的圆心3/4R范围内的区域，并且
其中，所述第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长La与所述第二撤热管的全部直管b的外轮廓总周长Lb之间的比值为大于1且小于等于1.12。
2.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，2<n1<20，和/或，2<n2<20，和/或，所述第一撤热管的全部直管a中的大于60%以上的直管a在所述流化床反应器的所述撤热段的横切面的中心部分范围内，和/或，所述第二撤热管的全部直管b中的40%以下的直管b在所述横切面的中心部分范围内，和/或，所述中心区域为距所述横切面的圆心2/3R范围内的区域，和/或，所述第一撤热管的全部直管a的外轮廓总周长La与所述第二撤热管的全部直管b的外轮廓总周长Lb之间的比值为大于1且小于等于1.1。
3.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，2<n1<10，和/或，2<n2<10，和/或，所述第一撤热管的全部直管a中的大于70%以上的直管a在所述流化床反应器的所述撤热段的横切面的中心部分范围内，和/或，所述第二撤热管的全部直管b中的30%以下的直管b在所述横切面的中心部分范围内，和/或，所述中心区域为距所述横切面的圆心1/2R范围内的区域。
4.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，满足以下关系：
|n1-n2|<5。
5.权利要求4所述的撤热管组，其特征在于，满足以下关系：|n1-n2|<3。
6.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，所述中心区域为距所述横切面的圆心1/3R范围内的区域。
7.权利要求1-6任意一项所述的撤热管组，其特征在于，所述直管a的外径与所述直管b的外径之比为1-1.8。
8.权利要求7所述的撤热管组，其特征在于，所述直管a的外径与所述直管b的外径之比为1-1.5。
9.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，所述撤热管组能够以0.1-2℃的幅度调节所述流化床反应器温度。
10.权利要求1所述的撤热管组，其特征在于，所述撤热管组能够以0.5-1℃的幅度调节所述流化床反应器温度。
11.一种流化床反应器，其特征在于，该流化床反应器包括权利要求1-10任意一项所述的撤热管组。
12.一种流化床反应器的撤热方法，其特征在于，使用权利要求1-10任意一项所述的撤热管组由所述流化床反应器中回收反应所产生的热量。
13.一种调节权利要求11所述的流化床反应器的方法，其特征在于，该方法包括：
在反应过程中，通过在权利要求1-10任意一项所述的撤热管组的所述第一撤热管和所述第二撤热管之间进行切换，来调节所述流化床反应器的温度。
14.权利要求11所述的流化床反应器在烯烃氧化法或氨氧化法制造环氧化合物或不饱和腈中的用途。
15.权利要求14所述的用途，其特征在于，所述烯烃是丙烯，和/或，所述环氧化合物是环氧丙烷，和/或，所述不饱和腈是丙烯腈。
16.一种不饱和腈的制造方法，其特征在于，包括在权利要求11所述的流化床反应器中使烯烃发生氨氧化反应而生成不饱和腈的步骤。
17.权利要求16所述的方法，其特征在于，所述烯烃是丙烯，所述不饱和腈是丙烯腈。
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