专利名称：使用旋风分离器的气固分离的制作方法
技术领域：
本发明涉及旋风分离器的新型构造。
本发明还涉及用旋风分离器分离气固混合物的方法。
本发明还涉及通过流化床反应器进行烯烃气相聚合反应的方法，其中烯烃直接转化为聚合物或共聚物。
已知为了聚合含有待聚合烯烃的气态反应混合物中的一种或多种烯烃，流化床反应器中正在形成的聚合物颗粒借助作为上升气流穿行的气态反应混合物保持在流态化的状态。经流化床反应器顶部离开的气体混合物经由循环管线和压缩机循环回反应器底部。在进行此循环时，绝大多数情形下，借助热交换器冷却气体混合物以移走聚合反应期间产生的热。聚合反应可以在包含固体催化剂的催化体系存在下进行。高活性催化剂体系能够在相对短时间内产生大量聚合物，因而使避免移除聚合物中催化剂残留物的步骤成为可能，这已为人所知很多年了。
同样众所周知离开流态化反应器顶部的气体混合物可能含有固体，如颗粒态的催化剂和聚合物。经常用旋风分离器处理这种气体混合物使颗粒物与气体分离。颗粒可以从旋风分离器的底部例如采用诸如喷吸-压缩机的抽吸装置回收，然后循环回反应器。回收的气流通常在冷却和再压缩之后也循环回反应器。
这种循环气的压缩显著增加了此方法的费用，该费用与反应器与压缩机入口之间的气体总压降有关。因此期望降低该压降而对整个过程无负面影响。跨旋风分离器的压降构成整体压降的重要部分，降低此压降将有助于降低压缩机的负荷。然而，之前已经想到不可能降低跨旋风分离器的压降而不对旋风分离器中的分离效率产生负面影响，其会导致挟带不期望的颗粒进入冷却和压缩系统。
然而，申请人现已发现通过在分离过程中使用一种新型构造的旋风分离器或改造已有旋风分离器的构造，在仍保持可接受的旋风分离器效率的同时降低压降。
依照本发明，现已发现了一种旋风分离器，其与传统的旋风分离器相比，具有压降与效率特性间改进的平衡。
本发明的旋风分离器可用于任何适用这种旋风分离器的过程，但优选用于从气体中分离固体颗粒。
因此，本发明还提供一种用旋风分离器分离气固混合物的方法，其中所述旋风分离器与传统的旋风分离器相比，具有压降与效率特性之间改进的平衡。
在要求高效率的分离和/或要求跨旋风分离器的压降尽可能低的地方，本发明的旋风分离器尤其有用。本发明的旋风分离器优选用于从气固混合物中分离固体颗粒，例如该气固混合物得自诸如流化床反应器的化学反应器。本发明的旋风分离器更优选用于从来自气相聚合流化床反应器的气固混合物中分离催化剂和聚合物颗粒。
例如，在期望使从旋风分离器获得的气体和/或固体循环回到流化床反应器时，低压降可能是重要的。或者，当需要进一步处理所得的已被分离的气体和/或固体时，希望旋风分离器具有低压降。例如，较高压有利于得自旋风分离器的气流的进一步处理。因而，跨旋风分离器压降的减小能使下游生产过程得以改善，例如，它可以节省下游压缩机的费用。
图1表示一种传统的旋风分离器，其可能用于从例如来自流化床聚合反应的气固混合物中分离固体颗粒。该旋风分离器包含-进口部件，特征在于旋风分离器进口高度(Hi)、旋风分离器进口宽度(Wi)和旋风分离器进口高宽比(Hi/Wi)，-气体出口管，特征在于气体出口管直径(Di)和气体出口管伸入度(P)，-筒，由圆柱形和圆锥形部分构成，特征在于上筒(Lb1)直径(Db)、筒长度(Lb＝Lb1+Lb2)和筒的长径比(Lb/Db)，和-固体出口管(O)。
其他旋风分离器特征是进口载固量(Li，以kg固体每m3气体计)、进口气体流量(Q，以m3/s计)、进口气速(Ug，i，以m/s计)和出口气速(Ug，o，以m/sec计)。
一种常规的减小压降的方法是增加旋风分离体系进口(Hi)尺寸。气体出口管的入口通常也增加相应的量以使出口管的底部在进口部件的最低点之下(即P＞Hi)。然而，在减小压降的同时，进口尺寸和气体出口管的入口的成比例增加也可预料通常会降低旋风分离器的整体效率。
如实施例所示，申请人现已意外地发现所请求保护的旋风分离器构造使得在保持极佳旋风分离器效率的同时减小压降成为可能。
因而，依照本发明，提供了一种改进的旋风分离器构造，包含具有进口高度(Hi)和进口宽度(Wi)的进口部件、具有管直径(Di)和管伸入度(P)的气体出口管、具有上筒直径(Db)和筒长度(Lb)的筒，所述筒包含位于圆锥体上的圆柱体、固体出口管(O)和进口气体流量(Q)，其特征在于进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5，优选高于0.7，并低于1.5，优选低于1.2；并且筒长度与直径之比(Lb/Db)高于3，优选高于3.5，并低于6，优选低于4.5。
也很明显，依据要获得的效果可以在本发明范围内调整气体出口几何形状与进口几何形状的相互关系。进口几何形状将影响旋风分离器的压降，而气体出口伸入度将影响效率。
也很明显，本领域所知的其他因素，例如筒直径、旋风分离器长度、气体和固体的出口直径以及进口和出口速度也将影响本发明旋风分离器的压降和效率。旋风分离器构造中任何这些参数的变动都在本发明考虑范围之内。
按照本发明所述，进口几何形状可以是本领域所知的任何几何形状。例如，进口可以是任何横截面，如圆形、椭圆形或矩形，但优选矩形横截面。进口可以任何已知的几何构型与旋风分离器的筒紧密接触，例如以volate几何构型(此处与筒连接的进口实际上垂直于筒)，或者优选切向几何构型。在另一个实施方式中，旋风分离器入口这样设置，使混合物经所称螺旋入口进入旋风分离器。
在本发明的某些实施方式中，旋风分离器也可以有多于一个的进口管。
在其他实施方式中，在特定过程中可以采用多于一个的旋风分离器。如本发明所述的旋风分离器可以与如本发明所述的旋风分离器串连或并联使用。或者如本发明所述的旋风分离器可以与任何其他旋风分离器串连或并联使用。取决于所要获得的分离，这种组合的适宜性可由本领域技术人员确定。
本发明的旋风分离器可以包括其他任何本领域中已知用于旋风分离器的部件。例如，在旋风分离器的底部可以使用涡旋稳定器。然而，正由于振动侧通过本发明旋风分离器的构造获得的压降收益带来的改进，使得漩涡不再是必需的，从而提议无任何附加漩涡的旋风分离器成为本发明的优选实施方式。
依据本发明的优选实施方式，本发明旋风分离器的进口气速高于6m/s。依据本发明的另一优选实施方式，本发明旋风分离器的进口气速低于25m/s，优选低于18m/s，更优选低于15m/s。
依据本发明的另一优选实施方式，旋风分离器进口高度(Hi)和气体出口管伸入度(P)的比值P/Hi高于0.62并低于1.25。
本发明还涉及用以上旋风分离器分离气固混合物的方法，其中进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5、优选高于0.7，并低于1.5、优选低于1.2。
本发明还涉及所保护的旋风分离器的用途，用于从气相聚合流化床反应器排出的气固混合物中分离催化剂和聚合物颗粒，其中进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5，优选高于0.7，并低于1.5，优选低于1.2。
作为本发明中所关心的聚合物粉末的例证，提到下列物质SBR(一种基于丁二烯与苯乙烯共聚的聚合物)；ABS(一种丙烯腈-丁二烯-苯乙烯聚合物)；腈(一种基于丁二烯与丙烯腈共聚的聚合物)；丁基橡胶(一种基于异丁烯与异戊二烯共聚的聚合物)；EPR(一种乙烯-丙烯聚合物)；EPDM(一种基于乙烯与丙稀和一种二烯烃，如己二烯、双环戊二烯或亚乙基降冰片烯共聚的聚合物)；乙烯-乙烯基三甲氧基硅烷的共聚物；乙烯与一种或多种化合物的共聚物，化合物选自丙烯腈、顺丁烯二酸酯、醋酸乙烯酯、丙烯酸酯、甲基丙烯酸酯和它们同系物。
依据本发明的一个优选实施方式，优选聚烯烃作为聚合物，尤其是乙烯和/或丙稀和/或丁烯的共聚物。优选用于与乙烯和/或丙稀和/或丁烯结合的α-烯烃是那些具有2到8个碳原子的烯烃。然而使用少量具有多于8个碳原子，例如9到40个碳原子(例如共轭二烯)也是可以的。
优选地，本发明应用于生产聚丙烯，更优选地，应用于生产聚乙烯，例如线性低密度聚乙烯(LLDPE)，如基于乙烯与1-丁烯、4-甲基戊烯或己烯的共聚物；或高密度聚乙烯(HDPE)，如基于乙烯均聚物或乙烯与少量例如1-丁烯、1-戊烯、己烯或4-甲基-1-戊烯的高α-烯烃的共聚物。
优选地，本发明涉及在工业工厂中连续生产聚乙烯粉末，该工厂包含立式流化床反应器类型的气相聚合反应器。此聚合优选在0.5到6MPa之间的绝压下和在60℃到130℃之间的温度下进行。例如，取决于所用催化剂的活性和聚合物期望的特性，在生产LLDPE的情形下，聚合温度优选在75和110℃之间；在生产HDPE的情形下，聚合温度通常在80到120℃之间。
连续聚合反应优选在如专利(申请)EP0855411、FR2207145或FR2335526中所述的立式流化床反应器中进行。因此根据本发明的方法特别应用于工业规模的工厂，即，作为例子，应用于聚合物年生产量至少为10万吨，优选至少为20万吨的流化床聚合反应器。
在聚合过程中，气流可以从流化床反应器的顶部被带出，该气流中含有诸如单体和聚合单体烯烃及非必需的如氮气的惰性气体的气态物质和诸如催化剂和聚合物颗粒的滞留细粒。该流体流向本发明的旋风分离器，在其中从气流中分离出细粒。颗粒可以从旋风分离器的底部例如采用如喷吸-压缩机的抽吸装置回收，然后循环回反应器。
回收的气流也可循环回反应器。优选在返回流化床之前冷却和再压缩该循环气，最好将其作为流化气。优选循环气的温度能在热交换器中进行调节。循环气通常含有单体和共聚单体烯烃，非必要地例如还含有诸如氮气的惰性稀释气体或诸如氢气的气态链转移剂。聚合反应中消耗的单体可通过向循环气中添加补充气体或液体来补偿。不冷却循环气时，流化床的温度会升高，并且例如，催化剂可能变得失活或者床层可能开始熔合。
按照上述使用传统旋风分离器的传统循环中，总压降的30％或更多是在经过旋风分离器的过程中产生的。通过使用本发明的旋风分离器降低该压降，可显著降低循环回路中压缩机上的负荷，并节约了聚合过程的大量费用。
优选地，该聚合反应在齐格勒-纳塔型催化剂体系存在下进行，该催化剂体系通常由基本上包含过渡金属化合物的固体催化剂和包含金属有机化合物(例如有机化合物，如烷基铝化合物)的助催化剂组成。这种高活性催化体系通常包含基本由过渡金属、镁和卤素原子构成的固体催化剂。担载于二氧化硅上的齐格勒催化剂(例如US5075270、EP0453088和EP0595574)也是适合的。特别地，也可以使用茂金属型催化剂和铁和/或钴的络合物催化剂，例如那些在WO98/27124或WO99/12981以及美国专利US4,530,914、5,124,418、4,808,561、4,897,455、5,278,119和5,304,614中提到的催化剂。使用基于担载在耐火氧化物上的氧化铬催化剂也是可以的。
这些催化剂可以与助催化剂或活化剂一起使用。例如，茂金属催化剂经常在活化剂，例如铝氧烷(alumoxane)存在下使用。使用中性或离子型电离活化剂或如三(正丁基)铵四(五氟苯基)硼或三全氟苯基硼非金属前体化合物也是已知的，该前体化合物电离中性茂金属化合物。茂金属催化剂也可以在诸如离子型化合物的适宜活化助催化剂，例如相容非配位的阴离子铵-、膦-、氧鎓-、碳鎓、硅-(silylium-)、锍-、或铁-(ferrocenium-)盐；和诸如C1-30烃基取代的第13族化合物和全氟三(芳基)硼化合物的路易斯酸存在下使用。
催化体系也可以包含例如美国专利US5283278中描述的那些抗静电剂，此处将其全部引入作为参考。抗静电剂的非限制性的离子包括醇、硫醇、硅烷醇、二醇、酯、酮、醛、酸、胺和醚化合物。优选叔胺、乙氧化胺和聚醚化合物。抗静电剂可以在催化体系形成的任何阶段加入。
催化体系也可以包含聚烯烃蜡或胶粘剂或其类似物。催化剂可以以此形式或以预聚物的形式使用。
现以一系列实施例对本发明的旋风分离器进行说明实施例按比例缩小型号来复制商业气相聚乙烯设备的旋风分离器，建造一系列旋风分离器(基于筒直径1/15th的比例；基于气体流量1/225th的比例)。将旋风分离器装入流化床气体测试装置中，该装置能在与工业气相流化床过程相同的条件下运转。下列实施例中每个旋风分离器都在下列范围的测试条件内进行测试，以确定其收集效率(Eo)和压降(ΔP)对气体流量(Q)的曲线。
压力350psig(24bar，g)温度158°F(70℃)载固量 0.004至0.8kg固体每m3气体气体进口流速5-20m/sec气体出口流速5-10m/sec在下列实施例中，将测试结果表达为进口载固量(Li...kg固体每m3气体)、进口气体流速(Ug，i...m/s)、出口气体流速(Ug，o...m/s)、出口管伸入度(P)、旋风分离器进口高度(Hi)、旋风分离器进口宽度(Wi)、旋风分离器进口高宽比(Hi/Wi)、筒直径(Lb)及筒长径比(Lb/Db)的函数。
以与商业设备接近相同的方式模拟带入旋风分离器的细粒，采用由齐格勒M催化剂和Cr催化剂制造的预聚物细粒。齐格勒M和Cr的粒度分布为 齐格勒M的平均粒度为145μm，“Cr”细粒的平均粒度为130μm。小于44μm细粒的％对于“M”细粒为11％，对于“Cr”细粒为14％。此外，预聚物粉末具有以下特性
熔融指数(IF2)＝1.60Al/Ti＝1.40活性＝25.1g/gmol/hr容积密度(MVA)＝320kg/m3这些粒径分布是从商用气相反应器(顶)带出并由商用气相设备中的旋风分离器收集的典型细粒。
实施例1-标准气相旋风分离器-无涡旋稳定器标准高宽比，全伸入度，短筒(Hi/Wi＝2.5，P/Hi＝1.25，Lb/Db＝4.0)旋风分离器1A附图2以气相聚乙烯设备中商业旋风分离器1/15th的比例建造标记为N°1A的旋风分离器，除了该旋风分离器具有不装配涡旋稳定器的特征外，二者具有相同的几何构型。
下列运行表明1.旋风分离器效率测量结果的再现性在0.01％之内；2.提高操作温度对收集效率没有影响，但是略微降低整体压降；3.标准气相旋风分离器的压降，例如以Ug，i＝20m/s操作，等于400mbar；4.无涡旋稳定器的标准气相旋风分离器(Ug，i＝20m/s)的旋风分离器收集效率等于99.834％+/-0.012％。
对于该旋风分离器，发现压降曲线主要取决于进口气速而相对独立于载固量，如图所示 进一步的测试表明在载固量高于0.1kg/m3时，旋风分离器收集效率随载固量的增加而增加；在载固量低于0.1kg/m3时，旋风分离器收集效率独立于载固量。
气相设备通常是以0.005到0.5kg固体每m3气体的进口载固量来进行操作的。如下面的图表所示，在恒定气体进口速度(Ug，i＝20m/s)下，旋风分离器效率随载固量的增加而增加。效率在0.1kg/m3之上呈渐近线。
进行了一系列运行以比较旋风分离器对Cr细粒和齐格勒M细粒的性能。下表的结果表明旋风分离器对Cr细粒的收集效率高于对齐格勒M细粒的，特别是考虑到Cr材料有更多细粒(小于44μm的粒子的比例为14％对11％)时。
然而，压降和旋风分离器效率对气体通过速率和载固量的趋势对于Cr和M细粒都是相同的。因此，示出的其余实施例仅为对M的操作概述此实施例中旋风分离器1A的结果无涡旋稳定器的标准气相旋风分离器的旋风分离器收集效率在99.936％+/-0.01％(低载固量)和99.96％+/-0.01％(高载固量)间变化，平均为99.585％+/-0.007％。这些试验还表明当载固量在0.1kg/m3气体以上时，旋风分离器效率相当恒定。对Cr的收集效率高于对M的，但二者的收集效率变化趋势相同。
发明实施例2至4大筒径气相旋风分离器在下一系列实施例中，改进大筒径气相旋风分离器的几何构型以使其旋风分离器效率最优化。如同先前的实施例，在恒压(24brag)、恒温(70℃)、一定范围的载固量(0.004至0.8kg固体/m3气体)下测试每个旋风分离器。表中概括了表记为N°3，3A和3B的旋风分离器的几何构型。
文献中教导在恒定气体体积流量下为提高旋风分离器效率，需要减小旋风分离器直径。与现有技术的教导相反，发现获得最高效率只能通过增加旋风分离器的筒径。
大筒径旋风分离器的几何构型
大筒径旋风分离器的试验结果
发明实施例2大筒径旋风分离器大高宽比，短伸入度，短筒(Hi/Wi＝5.0，P/Hi＝0.47，Lb/Db＝4.0)旋风分离器N°3 附图2在此实施例中，筒径与标准旋风分离器相比增加了33％。标记为旋风分离器N°3，以旋风分离器N°1A高宽比(Hi/Wi＝2.5)的二倍(Hi/Wi＝5)构造该旋风分离器，实际上进口面积增加3.5倍，从而降低气体进口速率为其初始值的1/3.5＝28％，保持气相旋风分离器的所有其他几何构型的外观为标准聚乙烯气相旋风分离器。参见表格。
正如所预料的，压降降低为标准旋风分离器的20％。然而，旋风分离器N°3有缺点，其旋风分离器效率在低载固量(0.05kg固体每m3气体)时从99.834％降到96.162％，在高载固量(0.1kg固体每m3气体)时从99.937％降到96.910％。这是由于其进口气速太低以至于不能获得所期望的分离效率。
发明实施例3-大筒径旋风分离器低高宽比，全伸入度，短筒(Hi/Wi＝2.5，P/Hi＝1.0，Lb/Db＝4.0)旋风分离器N°3A 附图3旋风分离器N°3A以此方式构造，以使其进口高宽比Hi/Wi从5降至2.5，实际上使其进口面积比标准旋风分离器大1.8倍。正如所预料的，其压降以其初始值的1/1.8^2＝1/3倍减小(从400mbar到132bar)。
旋风分离器效率在低载固量(0.05kg固体每m3气体)时为99.935％，在高载固量(0.1kg固体每m3气体)时为99.962％。这与现有技术相反，因为现有技术中认为大的旋风分离器直径会对收集效率有负面影响。
在以相同体积或质量流率通过旋风分离器进行比较时，其压降为标准气相旋风分离器的1/3。参见表中的数据结果。
发明实施例4-大筒径旋风分离器低高宽比，全伸入度，长筒(Hi/Wi＝2.5，P/Hi＝1.0，Lb/Db＝5.0)旋风分离器N°3B 附图4本领域中报导增加筒长度能通过在旋风分离器筒中提供更多气旋而提高单个旋风分离器的效率。该大筒径旋风分离器的筒伸长了25％。标记为旋风分离器3B，该旋风分离器与之前实施例中的旋风分离器的几何构型相同，除了将其筒长径之比(Lb/Hb)从4.0增加到5.0。旋风分离器出口管伸入度相同(P/Hi＝1.0)。
旋风分离器效率在低载固量(0.05kg固体每m3气体)时为99.935％，在高载固量(0.1kg固体每m3气体)时为99.965％。这与现有技术相反，因为现有技术中认为伸长旋风分离器筒会对收集效率有有利影响。在以相同体积或质量流率通过旋风分离器进行比较时，其压降为标准气相旋风分离器的1/3。参见表中的数据结果。
总之，在相同气体流率和进口载固量下操作时，伴随着旋风分离器收集效率的略微提高，标准旋风分离器的压降能降低大约33％(在这些实施例中，低载固量时为33％，高载固量时为35％)。通过在保持相同高宽比(Hi/Wi＝2.5)时与标准旋风分离器相比增加筒径33％，同时将气体进口流速从20m/s降为11.5m/s得到该结果。这是新颖的，因为该压降最小化和旋风分离器效率最大化的最优构造与现有技术是相反的。现有技术中教导提高旋风分离器效率的经典方法(改变出口管伸入度和伸长旋风分离器筒长度)对旋风分离器的效率没有显著影响。
当采用其他旋风分离器几何构型时，如图所示旋风分离器3A具有其压降曲线主要取决于进口气速而相对独立于载固量的特征。
该旋风分离器的收集效率如此之高，以至于它随气体进口流速的变化不大。在流速为8-15m/sec时，收集效率曲线基本保持水平。在高载固量时效率较高，然而，即使在低载固量时它也是一个非常有效的旋风分离器。
气相设备通常在旋风分离器进口载固量为0.005到0.5kg固体每m3气体间操作。如下图所示，在恒定气体进口流速(Ug，i＝11m/s)下，旋风分离器3A的效率随载固量的增加而增加，在0.1kg/m3以上是渐近的。然而，与所研究的其他旋风分离器，特别是旋风分离器1A和2B不同，该旋风分离器具有即使在低旋风分离器进口载固量下也是极为有效的旋风分离器的优点。这些发现与现有技术相反，因为现有技术并不认为大筒旋风分离器如此有效。
权利要求
1.旋风分离器构造，包含具有进口高度(Hi)和进口宽度(Wi)的进口部件、具有管直径(Di)和管伸入度(P)的气体出口管、具有上筒直径(Db)和筒长度(Lb)的筒，所述筒包含位于圆锥体积上的圆柱体积、固体出口管(0)、进口气体流速(Ug，i)和进口气体流量(Q)，其特征在于进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5，优选高于0.7，并低于1.5，优选低于1.2(m/s)；并且筒长径比(Lb/Db)高于3，优选高于3.5，并低于6，优选低于4.5。
2.如权利要求1所述的旋风分离器，其中进口气体流速高于6m/s。
3.如前面任何一项权利要求所述的旋风分离器，其中旋风分离器进口高度(Hi)和气体出口管伸入度(P)是使比值P/Hi高于0.62并低于1.25。
4.如前面任何一项权利要求所述的旋风分离器，其特征在于不包含任何涡旋稳定器。
5.用前面任何一项权利要求的旋风分离器分离气固混合物的方法，其中进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5、优选高于0.7，并低于1.5、优选低于1.2。
6.前面任何一项权利要求的旋风分离器的用途，用于从气相聚合流化床反应器排出的气固混合物中分离催化剂和聚合物颗粒，其中进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db2)高于0.5，优选高于0.7，并低于1.5，优选低于1.2(m/s)。
7.如权利要求6所述的用途，其中气相聚合流化床反应器在0.5到6MPa之间的绝压下操作。
全文摘要
旋风分离器构造，包含具有进口高度(Hi)和进口宽度(Wi)的进口部件、具有管直径(Di)和管伸入度(P)的气体出口管、具有上筒直径(Db)和筒长度(Lb)的筒，所述筒包含位于圆锥体上的圆柱体、固体出口管(O)、进口气体流速(Ug，i)和进口气体流量(Q)，特征在于进口气体流量与上筒直径的平方之比(Q/Db
文档编号C08F210/16GK1655873SQ03811476
公开日2005年8月17日 申请日期2003年3月13日 优先权日2002年3月19日
发明者V·雷林 申请人:英国石油化学品有限公司