本發(fā)明涉及一種丙烯氨氧化工藝，以及用于丙烯氨氧化工藝的反應(yīng)器。
背景技術(shù)：
丙烯腈是石油化工的重要化工原料。世界各國普遍采用Sohio法生產(chǎn)丙烯腈，即原料氣空氣、丙烯、氨按一定的配比，在丙烯腈催化劑的作用下，在一定的反應(yīng)條件下，發(fā)生丙烯氨選擇氧化反應(yīng)，生成丙烯腈并副產(chǎn)乙腈和氫氰酸等，同時(shí)放出大量的反應(yīng)熱。圖1所示的為商業(yè)在用的丙烯腈流化床反應(yīng)器，其內(nèi)構(gòu)件包括：空氣分布板、丙烯氨分布器、冷卻盤管、旋風(fēng)分離器。
利用丙烯腈流化床反應(yīng)器進(jìn)行丙烯氨的氧化反應(yīng)時(shí)，流化床的操作線速度是一個(gè)重要參數(shù)。有文獻(xiàn)曾報(bào)道丙烯腈流化床反應(yīng)器的操作線速度低于0.4m/s是不妥的，容易造成丙烯氨氧化反應(yīng)的深度氧化，降低丙烯腈收率；但也有文獻(xiàn)報(bào)道認(rèn)為，過高的操作線速度會(huì)使得丙烯氨原料氣在催化劑床層內(nèi)接觸時(shí)間不足，造成丙烯氨氧化生成丙烯醛、丙烯酸等不完全反應(yīng)有所增加，從而影響丙烯腈收率。文獻(xiàn)《丙烯腈流化床反應(yīng)器壓降的研究》報(bào)道稱，流化床反應(yīng)器操作線速度應(yīng)控制在0.5～0.68m/s，從該文獻(xiàn)的表1中所例數(shù)據(jù)也可見，其描述的反應(yīng)器基本均在0.6m/s這樣一個(gè)較低的操作線速度條件下運(yùn)行。
隨著以丙烯腈為原料的后續(xù)化工產(chǎn)品市場需求強(qiáng)勁，也帶動(dòng)了市場對(duì)丙烯腈的需求。在此情況下，現(xiàn)有技術(shù)中0.6m/s的低操作線速度已經(jīng)不能滿足丙烯腈生產(chǎn)大型化、規(guī)?；男枨蟆Ｍㄟ^按一定比例增加原料氣的投入，同時(shí)提高丙烯氨氧化反應(yīng)操作線速度，技術(shù)人員是 很容易達(dá)到增加丙烯腈產(chǎn)能的目的。但是，根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)，對(duì)于丙烯腈生產(chǎn)廠商而言，操作線速度提高后，雖然丙烯腈的產(chǎn)能增加了，但由丙烯轉(zhuǎn)化為目標(biāo)產(chǎn)物的效率相應(yīng)會(huì)降低，如小于80％，甚至更低，造成丙烯物耗增加，從經(jīng)濟(jì)的角度來看，未必是劃算的；另一方面，從環(huán)保的角度來看，有更多的丙烯未轉(zhuǎn)化為目標(biāo)產(chǎn)物及其它副產(chǎn)物，仍留在尾氣中。未反應(yīng)的丙烯隨尾氣直接排放導(dǎo)致非甲烷氣排放超標(biāo)或隨尾氣進(jìn)入下一尾氣凈化處理裝置，無論何種處理方式都造成原料氣的浪費(fèi)，這也是不妥的。同時(shí)，操作線速度提高后，有更多的催化劑顆粒懸浮于反應(yīng)器的稀相段，在旋風(fēng)分離器處理能力有限的情況下，反應(yīng)氣體將會(huì)夾帶更多的催化劑帶出反應(yīng)器系統(tǒng)，造成催化劑跑損量的增加，久而久之，在補(bǔ)加催化劑補(bǔ)加量不變的情況下，反應(yīng)器內(nèi)催化劑藏量不斷減小，催化劑負(fù)荷增加，最終影響到丙烯轉(zhuǎn)化到目標(biāo)產(chǎn)物的收率。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明的一方面提供一種用于工業(yè)化生產(chǎn)丙烯腈的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝，其流化床反應(yīng)器的操作線速度為0.7-1.0m/s，其中，丙烯轉(zhuǎn)化為丙烯腈的收率保持在80％以上。
在本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝中，優(yōu)選地，催化劑損失有效控制在0.5kg/t.AN以下。
在本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝中，優(yōu)選地，反應(yīng)器的頂壓為0.40-0.50kg/cm2(G)。
在本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝中，優(yōu)選地，所用的催化劑的粒度分布為：平均粒徑為40～80μm，且以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占0-30％，粒徑小于45微米的占30-50％，并且粒徑小于20μm不高于10％。
在本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝中，優(yōu)選地，在反應(yīng)過程中定期采樣分析反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布，選擇不同粒度分布的補(bǔ)加催化劑，以維持裝置內(nèi)催化劑的粒度分布為：平均粒徑為40～80μm，以重量百分比，粒徑大于90微米的占0-30％，粒徑小于45微米的占30-50％，并且粒徑小于20μm不高于10％。
本發(fā)明的另一方面提供一種用于本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器，其中，所用的旋風(fēng)分離器的回收效率為99.999％以上。
在本發(fā)明的用于丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器中，優(yōu)選地，所述旋風(fēng)分離器為二級(jí)旋風(fēng)分離器。
在本發(fā)明的用于丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器中，優(yōu)選地，所述二級(jí)旋風(fēng)分離器為PV旋風(fēng)分離器。
本發(fā)明的另一方面提供一種用于本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器，其中，冷卻盤管直管高度不低于7.2米。
在本發(fā)明的用于丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器中，優(yōu)選地，冷卻盤管直管的高度不低于7.5米。
在本發(fā)明的用于丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器中，優(yōu)選地，冷卻盤管距空氣分布板上表面距離30-150cm。
本發(fā)明的另一方面提供一種用于本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝的反應(yīng)器，該反應(yīng)器的操作線速度為0.7-1.0m/s，并且丙烯轉(zhuǎn)化為丙烯腈的收率保持在80％以上，其特征在于，所用的旋風(fēng)分離器是回收效率為99.999％以上的二級(jí)旋風(fēng)分離器，冷卻盤管直管高度不低于7.2米，并且所述冷卻盤管距空氣分布板上表面距離30-150cm。
本發(fā)明的效果
根據(jù)本發(fā)明的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝，能夠在提高操作線速度的情況下，保持高的丙烯腈收率，同時(shí)控制低的催化劑損失。
附圖說明
圖1：現(xiàn)有技術(shù)中在用的流化床反應(yīng)器
參考標(biāo)記列表
1：丙烯腈流化床反應(yīng)器
2：丙烯氨分布器
3：空氣入口
4：空氣分布板
5：冷卻盤管
6：旋風(fēng)分離器
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合附圖和實(shí)施例(如果需要)詳細(xì)描述本發(fā)明的具體實(shí)施方式。
本發(fā)明提供一種改進(jìn)的丙烯腈生產(chǎn)工藝，提高了反應(yīng)器的操作線速度，但仍保持丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈的效率在80.0％以上，且所用催化劑的損失有效控制在0.50kg/t.AN以下。另一方面，本發(fā)明提供了因應(yīng)改進(jìn)的丙烯腈生產(chǎn)工藝的丙烯腈流化床反應(yīng)器以及相應(yīng)的催化劑。本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)在于可以使同一裝置丙烯腈的年生產(chǎn)能力可以顯著提高，或者在丙烯腈年生產(chǎn)能力不變的情況下，顯著地減少流化床反應(yīng)器直徑，從而有利于設(shè)備的制造加工。
為達(dá)到前述目的，發(fā)明人進(jìn)行了大量的計(jì)算和實(shí)驗(yàn)，并發(fā)現(xiàn)，在提高流化床反應(yīng)線速度的條件下，如果同時(shí)對(duì)包括旋風(fēng)分離器、冷卻水管、以及催化劑進(jìn)行了各方面的改進(jìn)，可以實(shí)現(xiàn)保持丙烯轉(zhuǎn)化到丙 烯腈的效率在80.0％以上，而所用催化劑的損失有效控制在0.50kg/t.AN以下的目標(biāo)。
具體來說，發(fā)明人通過大量的計(jì)算和實(shí)驗(yàn)，提供了一種改進(jìn)的用于工業(yè)化生產(chǎn)丙烯腈的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝，其中進(jìn)行丙烯氨氧化反應(yīng)的流化床反應(yīng)器的操作線速度為0.70-1.0m/s。在該操作線速度下，催化劑具有更好的流化質(zhì)量，顆粒均勻懸浮于催化劑濃相段中，所有催化劑顆粒與反應(yīng)氣體有均等的接觸機(jī)會(huì)，所有反應(yīng)氣體也同樣流經(jīng)相同厚度的催化劑顆粒層，反應(yīng)氣體在催化劑顆粒表面具有均勻的停留時(shí)間進(jìn)行充分的接觸和反應(yīng)，保證了傳質(zhì)和傳熱效率。
反應(yīng)器操作線速度可按下列公式計(jì)算：
其中：
(a)Q：進(jìn)入反應(yīng)器的空氣、烴類和氨的流量總和，Nm3/s
(b)S：反應(yīng)器有效截面積，m2
(c)Tr：反應(yīng)溫度，K
(d)Tn：273.15K
(e)Pr：反應(yīng)器頂部壓力，Pa
(f)Pn：標(biāo)準(zhǔn)大氣壓
(g)1.05：反應(yīng)氣體膨脹比
(h)V：反應(yīng)器操作線速度，m/s。
從式(1)可知操作線速度與原料氣投入量、反應(yīng)溫度成正比，與反應(yīng)器直徑、反應(yīng)壓力成反比。對(duì)于工業(yè)運(yùn)行的丙烯腈生產(chǎn)裝置，反應(yīng)器直徑是確定的，反應(yīng)溫度變化對(duì)操作線速度影響較小，通常不作為調(diào)節(jié)手段。操作線速度調(diào)節(jié)可以通過原料氣投入量和反應(yīng)壓力調(diào)整來實(shí)現(xiàn)。在原料氣投入量不變的情況下，通過控制反應(yīng)壓力來調(diào)節(jié)操作線速度是簡單易操作的。
另外，由于丙烯氨氧化反應(yīng)是體積增大的反應(yīng)，所以低的反應(yīng)壓力有利于丙烯腈的生成，但過低的反應(yīng)壓力會(huì)使反應(yīng)接觸時(shí)間變短，丙烯轉(zhuǎn)化率的降低，導(dǎo)致丙烯消耗上升。因此，本發(fā)明的反應(yīng)壓力優(yōu)選為0.40-0.50kg/cm2(G)。
發(fā)明人在發(fā)明過程中還發(fā)現(xiàn)，前述改進(jìn)的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝對(duì)于所使用的催化劑也提出了新的要求。根據(jù)本發(fā)明，用于該改進(jìn)的丙烯腈生產(chǎn)工藝提供的催化劑可以為本領(lǐng)域技術(shù)人員熟悉的Mo-Bi系列丙烯腈催化劑，如CN101767014A、CN103418405專利所描述的，這些專利的整體并入本專利并引用于此。本發(fā)明對(duì)這些催化劑顆粒的粒度分布提出了特殊的要求。
流態(tài)化理論認(rèn)為氣固流化床中顆粒的粒度以及顆粒的表觀密度與氣體密度之差對(duì)流化物性有顯著影響。催化劑顆粒平均粒徑應(yīng)在30～100μm之間及顆粒表觀密度小于1400kg/m3。隨著顆粒分布變寬或平均粒度降低，傳質(zhì)效率有所提高。根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的要求，丙烯腈催化劑平均粒徑為30～100μm，以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占0-30％，粒徑小于45微米的占30-50％。這樣的催化劑在床層內(nèi)具有良好的流化性能，且在現(xiàn)有技術(shù)條件下，催化劑這樣的粒度分布即可滿足丙烯腈生產(chǎn)的要求，催化劑的補(bǔ)加量與催化劑跑損量能夠達(dá)到一個(gè)動(dòng)態(tài)的平衡。
通過對(duì)丙烯腈流態(tài)化工程的研究發(fā)現(xiàn)，被氣體夾帶的催化劑量與操作線速度也有一定的關(guān)系，隨操作線速度增大，被氣體夾帶的催化劑也會(huì)相應(yīng)增多。其中，隨操作線速度增大，催化劑中小粒徑的顆粒更容易被氣體夾帶到流化床反應(yīng)器更高的床層高度或更容易脫離催化劑床層懸浮于反應(yīng)器的稀相段的更高位置。隨著操作線速度增大，有更多的小粒徑催化劑顆粒懸浮在旋風(fēng)分離器一級(jí)旋風(fēng)入口處，當(dāng)超過旋風(fēng)分離器處理能力時(shí)，容易造成催化劑跑損增加，極限情況可能造 成設(shè)備的堵塞引起生產(chǎn)的停工。同時(shí)，旋風(fēng)分離器很難將粒徑小于20μm的催化劑顆粒與反應(yīng)氣體分離，這部分催化劑會(huì)隨反應(yīng)氣體離開反應(yīng)器。在操作線速度增加的情況下，當(dāng)床層中小于20μm的催化劑顆粒多于10％時(shí)，在旋風(fēng)分離器一級(jí)旋風(fēng)入口處小于20μm的催化劑顆粒也會(huì)增加，造成催化劑跑損的進(jìn)一步增加。因此，在提高線速度的條件下，除了滿足于催化劑流態(tài)性能良好的粒度分布外，還必須限定流化床反應(yīng)器內(nèi)所使用的丙烯腈催化劑顆粒中細(xì)顆粒特別是粒徑小于20μm小粒徑顆粒的濃度分布要求。
發(fā)明人通過大量的計(jì)算和實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，為了適合用于進(jìn)行丙烯腈工業(yè)化生產(chǎn)，丙烯氨氧化反應(yīng)器的流化床反應(yīng)線速度提高后，使用的丙烯腈催化劑平均粒徑應(yīng)為40～80μm，以重量百分比計(jì)算應(yīng)符合下列要求：粒徑大于90微米的占0-30％，粒徑小于45微米的占30-50％，并且粒徑小于20μm不高于10％，優(yōu)選為不高于8％。選用本發(fā)明所述專利CN101767014A中所述元素組合的催化劑以及選用本發(fā)明中所述的旋風(fēng)分離器，當(dāng)操作線速度為0.7～1.0m/s時(shí)，反應(yīng)壓力在0.40-0.50kg/cm2(G)條件下，丙烯轉(zhuǎn)化為丙烯腈的收率保持在80％以上，同時(shí)可以有效將催化劑跑損率控制在0.50kg/t.AN以下。更優(yōu)選地，控制在0.45kg/t.AN以下，，還更優(yōu)選地，控制在0.40kg/t.AN以下，最優(yōu)選地，控制在0.35kg/t.AN以下。
進(jìn)一步，本發(fā)明所提供的改進(jìn)工藝對(duì)于補(bǔ)加催化劑的顆粒粒度分布也提出了特別的要求。
眾所周知，在丙烯氨氧化反應(yīng)過程中，因?yàn)楸╇娲呋瘎┯行ЫM分的流失導(dǎo)致活性下降的特殊性，需要按丙烯腈生產(chǎn)量的多少定量補(bǔ)加催化劑。補(bǔ)加催化劑作用之一是補(bǔ)充流失的活性組分，保持丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈的效率仍保持在80.0％以上；補(bǔ)加催化劑另一作用是維持反應(yīng)器內(nèi)催化劑藏量、床層高度的相對(duì)穩(wěn)定，使得補(bǔ)加量與催化劑跑損量達(dá)到一個(gè)動(dòng)態(tài)的平衡。
在裝置運(yùn)行過程中，諸多原因會(huì)導(dǎo)致原有的催化劑粒徑分布會(huì)有所變化，如催化劑因磨損、碰撞等原因而破裂、細(xì)顆粒催化劑被旋風(fēng)分離器帶出反應(yīng)器系統(tǒng)、不同粒度分布的補(bǔ)加催化劑的加入。合適的粒度分布是催化劑流化質(zhì)量良好的基本要求?，F(xiàn)有技術(shù)中，通常補(bǔ)加催化劑平均粒徑為40～80μm就可以滿足丙烯腈生產(chǎn)的要求。
但發(fā)明人通過大量實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，流化床反應(yīng)線速度提高后，如線速度為0.7～1.0m/s時(shí)，反應(yīng)器內(nèi)催化劑的粒度分布不是一成不變的，因此，為了維護(hù)反應(yīng)器內(nèi)催化劑的合適的粒度分布，對(duì)補(bǔ)加催化劑粒度，需要根據(jù)反應(yīng)器內(nèi)催化劑的粒度分布情況進(jìn)行調(diào)整。反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布粗顆粒偏多時(shí)，補(bǔ)加催化劑中細(xì)顆粒的就應(yīng)偏多點(diǎn)；反之，反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布細(xì)顆粒偏多時(shí)，補(bǔ)加催化劑中粗顆粒就應(yīng)偏多點(diǎn)。定期采樣分析反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布，選擇不同粒度分布的補(bǔ)加催化劑，維持裝置內(nèi)催化劑平均粒徑為40～80μm，維持裝置內(nèi)催化劑粒度分布為，以重量百分比計(jì)算：粒徑大于90微米的占0-30％，粒徑小于45微米的占30-50％，并且粒徑小于20μm不高于10％，優(yōu)選為不高于8％。按照這樣的標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)行相應(yīng)的催化劑的補(bǔ)加，選用本發(fā)明所述專利CN103418405中所述元素組合的補(bǔ)加催化劑以及選用本發(fā)明中所述的旋風(fēng)分離器，當(dāng)操作線速度為0.7～1.0m/s時(shí)，反應(yīng)壓力在0.40-0.50kg/cm2(G)條件下，丙烯轉(zhuǎn)化為丙烯腈的收率保持在80％以上，同時(shí)可以滿足于催化劑跑損有效控制在0.50kg/t.AN以下，甚至更低。
發(fā)明人通過大量的計(jì)算和實(shí)驗(yàn)，發(fā)現(xiàn)本發(fā)明中用于流化床反應(yīng)器的旋風(fēng)分離器的分離效率需要在99.999％以上。本領(lǐng)域技術(shù)人員可以了解，為達(dá)到前述效率，該旋風(fēng)分離器可以為三級(jí)分離器，也可以是二級(jí)分離器。優(yōu)選地，該旋風(fēng)分離器可以為二級(jí)旋風(fēng)分離器。更優(yōu)選地，該旋風(fēng)分離器為PV旋風(fēng)分離器，如CN1138599專利中所描述的旋風(fēng)分離器，該旋風(fēng)分離器專利的整體并入本專利中并引用于此。
發(fā)明人通過大量實(shí)驗(yàn)還發(fā)現(xiàn)，要實(shí)現(xiàn)本發(fā)明，需要對(duì)反應(yīng)器所用的冷卻水管進(jìn)行改進(jìn)。
流化床反應(yīng)器中通常布置有用于撤除反應(yīng)熱的冷卻水管。所述冷卻水管由一系列垂直固定在反應(yīng)器內(nèi)的冷卻水管組件構(gòu)成，每一冷卻水管組件包含垂直定向的直管以及在直管兩端用于連接相鄰直管的U形彎管，這些冷卻水管按特定方式組成冷卻水管組，而各冷卻水管組再結(jié)合構(gòu)成均勻布置于整個(gè)反應(yīng)器的冷卻水管。在流化反應(yīng)過程中，原料氣、催化劑以及反應(yīng)產(chǎn)物混合后形成的流化反應(yīng)床層需要由冷卻水管來冷卻。
流態(tài)化理論認(rèn)為，顆粒之間的間隙率與顆粒的粒度以及顆粒的密度、氣體密度、流體線速度等諸多因素有關(guān)。在湍流區(qū)，隨操作線速度的增大，間隙率也有所增加，間隙率是影響催化劑流化高度參數(shù)之一。對(duì)于成熟的丙烯氨氧化反應(yīng)工藝，其催化劑密度、粒度、反應(yīng)氣體密度的變化并不大，所以反應(yīng)器內(nèi)催化劑裝填量、顆粒間的間隙率和反應(yīng)器直徑大小是影響催化劑流化高度的主要因素。對(duì)于一定規(guī)模的丙烯腈生產(chǎn)裝置，反應(yīng)器直徑和催化劑裝填量都可以計(jì)算確定，因此根據(jù)丙烯氨氧化流態(tài)化工程的這個(gè)特征，線速度與催化劑流化高度之間的關(guān)系由下列通式(2)決定：
h＝a+b*V1/2 (2)
h代表催化劑流化高度，V代表流體線速度，a取值范圍為2.5～3.5；b取值范圍為3.5～4.8。
丙烯氨氧化反應(yīng)運(yùn)行過程中，若催化劑流化高度h高于冷卻盤管直管段的上端，部分反應(yīng)熱不能及時(shí)移出反應(yīng)系統(tǒng)造成稀相段溫度高，深度氧化增加，影響到丙烯腈收率，因此冷卻水管高度應(yīng)高于催化劑流化高度h；若催化劑床層流化高度低于冷卻盤管直管段上端較大，容易造成冷卻盤管與催化劑床層接觸的傳熱面積利用率不高，另一方面也會(huì)造成泵的揚(yáng)程增加，能量損耗增加。
根據(jù)上述公式以及發(fā)明人大量的實(shí)驗(yàn)，發(fā)明人發(fā)現(xiàn)，當(dāng)反應(yīng)線速度大于0.6m/s時(shí)，冷卻盤管直管段高度H應(yīng)不低于5.6米；反應(yīng)線速度大于0.7m/s時(shí)，冷卻盤管直管段高度H應(yīng)不低于6.5米；反應(yīng)線速度大于0.8m/s時(shí)，冷卻盤管直管段高度H不低于7.2米。一般來說，冷卻盤管組件包括冷卻盤管入口、直管、冷卻盤管出口，兩直管之間用U型彎管連接。冷卻盤管可以由一個(gè)U管或多個(gè)相同的U管串接而成。冷卻盤管組件中最低點(diǎn)，通常為下U的最低點(diǎn)，距空氣分布板的距離控制在30～150cm，優(yōu)選為50～100cm之間。丙烯氨氧化反應(yīng)伴隨著大量熱的產(chǎn)生，在冷卻盤管最低點(diǎn)至空氣分布板這段區(qū)間內(nèi)，反應(yīng)產(chǎn)生的熱量是無法快速移出體系的，該區(qū)域反應(yīng)產(chǎn)生的熱量導(dǎo)致該區(qū)域溫度較反應(yīng)溫度偏高，對(duì)反應(yīng)而言，深度氧化反應(yīng)加劇，同時(shí)，催化劑活性組份中鉬的更容易流失，從理論上來說，冷卻盤管最低點(diǎn)相對(duì)空氣分布板不能過高，應(yīng)該越低越好，盡可能靠近空氣分布板。但是考慮撤熱水管自身的熱脹冷縮、撤熱水管與其它內(nèi)構(gòu)件是否會(huì)相碰等工程設(shè)計(jì)上的原因，冷卻盤管離空氣分布板應(yīng)不低于30cm。在冷卻盤管組件中U管最低點(diǎn)距空氣分布板距離在30～150cm，優(yōu)選為50～100cm之間時(shí)，能夠及時(shí)將催化劑床層底部反應(yīng)熱移出反應(yīng)體系，避免了靠近空氣分布板溫度過高的現(xiàn)象發(fā)生，反應(yīng)床層內(nèi)軸向溫度分布更均勻。
流化床反應(yīng)線速度提高后，相應(yīng)地需要增加冷卻盤管直管高度。如流化床反應(yīng)線速度提高至0.8m/s，理論計(jì)算出催化劑流化高度可達(dá)7.7米，改進(jìn)冷卻盤管直管高度應(yīng)不低于7.2米，優(yōu)選不低于7.5米，避免因深度氧化導(dǎo)致丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈的效率降低。選用本發(fā)明所述的催化劑后，丙烯腈收率仍保持在80％以上。
實(shí)施例
實(shí)施例1：反應(yīng)器操作線速度為0.75m/s，選用本發(fā)明所述的丙烯腈催化劑和補(bǔ)加催化劑及旋風(fēng)分離器，催化劑粒度分布為：平均粒徑 55μm，以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占20％，粒徑小于45微米的占40％，粒徑小于20μm為9％，冷卻水管直管段為7.0米，補(bǔ)加催化劑以0.4kg/t.AN補(bǔ)加，且補(bǔ)加催化劑粒度分布根據(jù)反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布情況進(jìn)行調(diào)整。運(yùn)行一年，丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈效率為80.8％，催化劑床層高度和催化劑藏量未見明顯變化。
實(shí)施例2：反應(yīng)器操作線速度為0.85m/s，選用本發(fā)明所述的丙烯腈催化劑和補(bǔ)加催化劑及旋風(fēng)分離器，催化劑粒度分布為：平均粒徑55μm，以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占22％，粒徑小于45微米的占36％，粒徑小于20μm為6％，冷卻水管直管段為7.5米，補(bǔ)加催化劑以0.4kg/t.AN補(bǔ)加，且補(bǔ)加催化劑粒度分布根據(jù)反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度分布情況進(jìn)行調(diào)整。運(yùn)行一年，丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈效率為81.5％，催化劑床層高度和催化劑藏量未見明顯變化。
比較例1：反應(yīng)器操作線速度為0.55m/s，選用本發(fā)明所述的丙烯腈催化劑和補(bǔ)加催化劑及旋風(fēng)分離器，催化劑粒度分布為：平均粒徑55μm，以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占20％，粒徑小于45微米的占40％，粒徑小于20μm為16％，冷卻水管直管段為5.5米，補(bǔ)加催化劑以0.4kg/t.AN補(bǔ)加。運(yùn)行一年，丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈效率為79.7％，催化劑床層高度和催化劑藏量未見明顯變化。
比較例2：反應(yīng)器操作線速度為0.68m/s，選用本發(fā)明所述的丙烯腈催化劑和補(bǔ)加催化劑及旋風(fēng)分離器，催化劑粒度分布為：平均粒徑55μm，以重量百分比計(jì)算，粒徑大于90微米的占20％，粒徑小于45微米的占40％，粒徑小于20μm為16％，冷卻水管直管段為5.5米，補(bǔ)加催化劑以0.4kg/t.AN補(bǔ)加。運(yùn)行一年，丙烯轉(zhuǎn)化到丙烯腈效率為79.3％，催化劑藏量顯示有所減少，催化劑跑損多于催化劑補(bǔ)加量。