用于烯烃聚合的反应器装置和方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种用于烯烃单体聚合的流化床反应器装置，且涉及一种包含至少一 个流化床反应器的多反应器装置。此外，本发明涉及这种流化床反应器装置的操作方法和 用途。
【背景技术】
[0002] 由于气相反应器能够在聚合物设计中具有相对较高的灵活性并可采用不同的催 化剂体系，因此它们通常用于烯烃（如乙烯和丙烯）的聚合。一种常用的气相反应器变型 是流化床反应器。在聚烯烃生产中，烯烃在聚合催化剂的存在下在向上运动的气流中聚合。 从所述反应器的顶部除去流化气体，在冷却器（典型地为热交换器）中冷却，重新加压并送 回至所述反应器的底部。所述反应器典型地含有流化床，所述流化床包括包含位于用于隔 开反应器的底部和中间区的分布板上方的活性催化剂的生长着的聚合物颗粒。调节流化气 体的速度，从而维持准稳态，即：所述床维持在流化状态。在这样的准稳态中，气体和颗粒流 是高度动态的。所需的气体速度主要取决于颗粒特性并且在一定规模的范围内是很好预测 的。需要注意的是气体流并没有从所述反应器排放出太多的聚合材料。这通常通过所谓的 分离区（disengagementzone)完成。位于所述反应器的上部区中的这个部分的特征在于 直径增加，降低了气体速度。因此，由流化气体从所述床携带出来的颗粒大部分沉降回所述 床。另外，传统流化床反应器的另一个重大问题是冷却能力和因巨大气泡的形成而引起的 夹带的局限性。应当提及的是，气泡的存在本身是合适的，理由是混合会因此而强化。但是， 气泡的尺寸应当远小于反应器的直径。在传统流化床反应器中增加床高（bedlevel)用于 增加时空收率，这引起气泡尺寸的增大以及不希望的从所述反应器夹带物料的现象。在传 统的反应器中没有用于破碎气泡的装置。
[0003] 已经提出了各种经改造的气相反应器设计。例如，W0-A-01/87989已经提出了一 种不含分布板的流化床反应器以及不对称的供应反应组分至反应腔室。
[0004] 含有两个反应器的双反应器装置也是已知的。W0 97/04015公开了两个相连的垂 直筒形反应器，第一反应器在快速流化条件下运行。具有截头锥形（frustoconical)底部 区和半球形上部区的第一反应器与第二反应器相连，所述第二反应器为沉降床反应器。所 述快速流化条件下的运行在具有约为5或更大的长度/当量横截面直径之比的反应器中进 行。
[0005] W0-A-01/79306公开了含有反应器的气相反应器装置，所述反应器包含与用于分 离固体和气态物料的旋风分离器相连的分布栅。被分离的固体经再循环返回至所述反应器 中。
[0006] W0-A-2009/080660报道了如W0-A-97/04015中所描述的气相反应器装置的用途， 该装置包含两个互联的反应器和一个分离单元，第一反应器为所谓的上升管（riser)，第二 反应器为所谓的下降管（downcomer)。所述第一反应器在快速流化条件下运行。
[0007] 但是，现有技术中所描述的流化床反应器和含有流化床反应器的双反应器装置仍 然具有一些缺陷。
[0008] 第一个问题涉及由循环气所携带的细粉的夹带而引起的分布板下侧的阻塞。该效 应降低了操作稳定性和聚合物的质量稳定性。该问题可通过较低的流化气体速度部分地解 决。然而，相对低的流化气体速度限制了生产率且可能导致在聚烯烃的生产过程中形成片 状物、块状物和团状物。上述目的之间的冲突通常通过引入分离区来解决。但是，由于在运 行过程中流化床的最顶部的上方需要额外的顶部空间，因此分离区又限制了固定尺寸的气 相反应器的生产率。在工业规模中，所述分离区的体积通常相当于所述反应器的总体积的 40%以上且由此需要构建不必要的巨大的反应器。
[0009] 第二个问题与鼓泡有关。传统的流化床反应器典型地在鼓泡状态下运行。所述流 化气体的一部分以气体和固体相互接触的乳相通过所述床。所述流化气体的剩余部分以气 泡形式通过所述床。所述气泡中的气体速度高于所述乳相中的气体速度。另外，在乳相和 气泡之间的质量和热量传递是有限的，对于具有高的体积对表面积之比的大气泡而言尤为 如此。尽管存在气泡对粉体混合有积极贡献的事实，但是因为以气泡的形式流经所述床的 气体并不按照与乳相中的气体相同的方式对从床中移除热量起作用，而且因为气泡占据的 体积对聚合反应没有贡献，所以不希望形成过大的气泡。
[0010] 又一问题涉及当从所述反应器的顶部移除所述流化气体时夹带含有细粉的固体。 特别是当对床高接近反应器的顶盖的流化床反应器进行操作时，发生显著的固体夹带。然 而，流化气体中固体的存在不利地影响下游单元，如压缩机，热交换器等。因此，使用多种方 式来将固体从所述流化气体例如气旋（cyclone)中分离。通过利用固体相对于气体的更高 质量控制气旋。因此，旋风分离器的分离效率随固体质量的降低而变差。换言之，从反应器 夹带的细粉（即具有小质量的小固体颗粒）的量增加使旋风分离器效率变差，因为通过旋 风分离器除去它们不如除去所述夹带固体的较大部分那么有效。
[0011] 因此，对于改善的反应器设计和操作仍然有需求。本发明旨在克服现有技术中已 知的反应器设计的缺陷，特别旨在避免高生产率下细粉的分离。本发明还旨在提高从气体 中分离固体的效率。本发明还旨在消除反应器中的低生产率区。另外，本发明涉及提供一 种可操作稳定性高且同时可生产出具有最高质量的聚合物的反应器。
【发明内容】
[0012] 本发明基于以下发现：上述这些问题可通过一种流化床反应器装置来克服，所述 流化床反应器装置允许不同量的含有细粉的固体被再循环至所述流化床反应器和/或改 变所述反应器的操作条件。
[0013]目前而言，本发明提供了一种用于生产聚合物的反应器装置，其包括流化床反应 器（1)，所述流化床反应器（1)包括底部区（5)、中间区（6)和上部区（7)、位于所述上部区 (7)中对于流化气体流（34)的一个或多个出口（9)、气体/固体分离装置（2)、流通设备 (29)、固体再循环线（35)、固体再循环入口（37)、气体循环线（38)、位于所述底部区（5)中 流化气体的入口（8);
[0014]所述流化气体流（34)的出口（9)通过气体/固体分离装置（2)、气体循环线（38) 和入口（8)与流化床反应器（1)连接，以及通过固体再循环线（35)、气体/固体分离装置 (2)和固体再循环入口（37)与流化床反应器（1)连接；
[0015] 所述底部区（5)的当量横截面直径相对于流经所述流化床反应器的流化气体的 流动方向为单调增加；
[0016] 所述上部区（7)的当量横截面直径相对于流经所述流化床反应器的流化气体的 流动方向为单调减少；并且
[0017] 其中，在所述流化气体穿过所述流化床反应器从所述底部区（5)流至所述上部区 (7)的方向上存在无阻碍通道，
[0018] 其特征在于，所述固体再循环线（35)包括所述流通设备（29)。
[0019] 本发明还提供了：
[0020] 一种操作用于生产聚合物的反应器装置的方法，所述反应器装置包括流化床反应 器，所述流化床反应器包括底部区（5)、中间区（6)和上部区（7)、位于所述上部区（7)中对 于流化气体流（34)的一个或多个出口（9)、气体/固体分离装置（2)、流通设备（29)、固体 再循环线（35)、固体再循环入口（37)、气体循环线（38)、位于所述底部区（5)中流化气体的 入口（8)和控制器（31)，所述方法包括以下步骤：
[0021]a)测量来自所述流化床反应器（1)的流化气体流（34)的平均颗粒尺寸和/或颗 粒尺寸分布和/或所有固体的浓度；
[0022] b)分析所述流化床反应器（1)中的操作条件；
[0023]c)将步骤a)和b)中所获得的数据（30)发送至控制器（31);
[0024]d)通过所述控制器（31)处理所述数据（30);以及
[0025]e)通过所述控制器（31)调整所述流通设备（29);
[0026] 由此，所述流通设备（29)改变通过固体再循环线（35)返回至所述流化床反应器 (1)的所述固体再循环流（36)。
[0027] 通常地，在所述气体/固体分离装置之前确定来自所述流化气体流（34)的平均颗 粒尺寸和/或颗粒尺寸分布和/或所有固体的浓度。
[0028] 本发明还涉及：
[0029] 一种在流化床反应器（1)中聚合烯烃的方法，其中，所述流化床是由上升流 化气体中的聚合物颗粒组成的，所述上升流化气体在所述中间区（6)中的表观速度为 0. 05-0. 8m/s，所述方法包括以下步骤：
[0030] (i)在高于所述流化床反应器（1)的总高的90%高度处从所述流化床反应器（1) 通过出口（9)将流化气体流（34)抽出；
[0031] (ii)将所述聚合物颗粒从所述流化气体流（34)中分离以产生顶部物流（42)和固 体再循环流（36);
[0032] (iii)从所述固体再循环流（36)中分支出至下游处理阶段的物流（40);
[0033] (iv)将所述至下游处理阶段的物流（40)引导至下游处理阶段；以及
[0034] (v)将所述固体再循环流（36)再循环至所述流化床反应器（1)之中；
[0035]其中，所述流化床反应器（1)包括底部区（5)、中间区（6)和上部区（7)，所述底部 区（5)的当量横截面直径相对于流经所述流化床反应器的流化气体的流动方向为单调增 加，所述上部区（7)的当量横截面直径相对于流经所述流化床反应器的流化气体的流动方 向为单调减少；并且，其中，在所述流化气体穿过所述流化床反应器从所述底部区（5)流至 所述上部区（7)的方向上存在无阻碍通道。
[0036] 优选地，所述流化床反应器是根据本发明的反应器装置的一部分。
[0037] 本发明还涉及控制器（31)、流通设备（29)和固体再循环线（35)在用于生产聚合 物反应器装置中用于使所述流化气体流（34)中含有的细粉相对于固体的质量分数最小化 的用途，所述反应器装置包括流化床反应器（1)，所述流化床反应器（1)包括底部区（5)、 中间区（6)和上部区（7)、位于所述上部区（7)中对于流化气体流（34)的一个或多个出 口（9)、气体/固体分离装置（2)、固体再循环线（35)、固体再循环入口（37)、气体循环线
[38] 、位于所述底部区（5)中用于流化气体的入口（8)和聚合物出口（14)。
[0038] 本发明还涉及在生产聚合物的反应器装置中控制器（31)、流通设备（29)和固体 再循环线（35)用于使所述流化床反应器（1)产生的细粉的量最小化的用途，所述反应器装 置包括流化床反应器，所述流化床反应器包括底部区（5)、中间区（6)和上部区（7)、位于所 述上部区（7)中对于流化气体流（34)的一个或多个出口（9)、气体/固体分离装置（2)、流 通设备（29)、固体再循环线（35)、固体再循环入口（37)、气体循环线（38)、位于所述底部区 (5)中对于流化气体的入口⑶和控制器（31)。
[0039] 根据本发明的方法的描述应用于本发明的所有实施方案。
[0040] 所述反应器装置优选还包括控制器（31)。
[0041] 发明详沐
[0042] 定义
[0043] 不同类型的流化和不同流化方案的综述于例如《佩里的化学工程师手册（Perry's ChemicalEngineers'Handbook)》的第 8 卷第 17 部分（麦格劳?希尔（McGraw-Hill)出 版社，2008)中提供。佩里手册的图17-3表明传统鼓泡流化床典型地在介于最低流化速度 和终端速度之间的表观气速下运行。湍动床在接近于终端速度的气速下运行。传送反应器 和循环床在显著高于终端速度的气速下运行。鼓泡床、湍动床和快速流化床是明显不同的 并且它们于佩里手册的第17-9至17-11页被详细地解释，上述内容引入本文作为参考。最 低流化速度和输送速度的计算被进一步讨论于J.Wiley&SonsLtd的Geldart.在1986年 的"气体流化技术"(GasFluidizationTechnology)的第155页及以下各页中。该文献以 引作参考。
[0044] 流化床反应器是现有技术中众所周知的。在流化床反应器中，流化气体在一定的 表观速度内流经流化床。所述流化气体的表观速度必须高于流化床中所含颗粒的流化速 度，否则不会产生流化。但是，所述表观速度应实质上低于气