用于丙烯氨氧化反应器的原料气进料系统的制作方法

本发明涉及一种用于丙烯氨氧化反应器的原料气进料系统和通过该进料系统控制丙烯氨氧化反应器的丙烯氨混合气温度的方法。

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。

由于目前商用丙烯氨氧化催化剂的活性温度在400～450℃的范围内，因此在丙烯腈生产过程中，丙烯氨进料分布器(以下有时也简称作“丙烯氨分布器”或“进料分布器”或“分布器”)长期处于高温当中，进料分布器内的丙烯氨混合气(以下简称混合气)沿进料分布器的总管/主管/支管(以下统称为导管)流动过程中不断的被床层加热。随着混合气在导管中行进的长度的增加，混合气的温度也在不断上升。当混合气的温度高于氨分解出活性氮原子的温度时(该温度以下有时简称为氮化温度)，由于混合气中游离氨的持续存在，部分氨分解出活性氮原子，并与导管中的金属原子结合，生成脆性的金属氮化物。该氮化物在工况条件下很容易发生脆裂，会造成进料分布器的破裂，致使丙烯氨分布不均，导致反应性能下降，严重时使反应器被迫停车更换分布器。文献《反应器分布器分布管断裂分析》分析了丙烯氨分布器发生脆裂的原因，文献《丙烯氨分布器材质选择的探索》认为氨在350℃～450℃时就能分解出活性氮原子。目前，丙烯氨分布器所采用的材料主要为碳钢，根据所使用的碳钢的具体材质不同，丙烯氨分布器的氮化温度(即构成丙烯氨分布器的碳钢开始发生氮化的温度)也有所区别，但现有的研究结果认为，各种碳钢的氮化温度均在上述的氨分解温度范围内。

cn1081482c公开了丙烯氨分布器排出孔孔径与温度有关，但是该专利并没有考虑丙烯氨分布器的氮化问题。换句话说就是装置存在分布器更换频率增加的风险。也有专利，如us3704690a采用抗氮化合金来制造分布器，但由于氨氧化特有的某些问题及成本原因，也在丙烯腈生产企业使用过程中，被证实是不能解决氮化脆裂问题的。再如cn1089596a提出在每个导管外表面加设一层隔热层，使得导管内含氨混合气的温度低于氮化反应温度，但是，由于设计复杂、设备成本高，该解决方案也不令人满意。

本发明提供了一种用于丙烯氨氧化制丙烯腈的丙烯氨原料气进料系统，该进料系统可避免丙烯氨分布器任一位置处的混合气温度长期达到甚至高于丙烯氨进料分布器的氮化温度，降低了丙烯氨分布器发生渗氮脆裂的风险。

技术实现要素：

本发明所要解决的是以往装置中存在丙烯氨分布器局部温度高于氮化温度导致分布器渗氮脆裂造成原料气分布不均、反应结果劣化的技术问题。本发明提供了一种用于丙烯氨氧化制丙烯腈的丙烯氨原料气进料系统，该进料系统包括原料气混合系统、进料分布器以及相关的应用，能够避免丙烯氨进料分布器内任一位置处的混合气温度达到氨分解出活性氮原子的温度，从而降低了丙烯氨分布器发生渗氮脆裂的风险。

本发明提供一种丙烯氨氧化反应器的进料系统，该进料系统包括原料气混合系统和进料分布器，丙烯氨混合气经所述原料气混合系统混合后通过所述进料分布器在丙烯氨氧化反应器内得到均匀分布，该进料分布器包括：总管、主管、支管和喷嘴，所述总管、所述主管、所述支管和所述喷嘴相互流体连通，其中，由下式(4)表示的、所述进料分布器任意一处的丙烯氨混合气的温度ti低于氨分解出活性氮原子的温度：

ti＝t0+ax+by+cjz(4)

其中，t0为丙烯氨混合气进入进料分布器时的温度，单位为℃；

x、y、z分别表示丙烯氨混合气沿总管、主管、支管行进的路径长度，单位为m；

a和b分别表示丙烯氨混合气在总管和主管行进过程中平均升温率，单位为℃/m；并且

cj表示丙烯氨混合气在任意一个支管内行进过程中的平均升温率，单位为℃/m并且j表示1以上的整数。

在本发明的进料系统中，优选地，温度ti低于400℃

在本发明的进料系统中，优选地，温度ti低于350℃。

在本发明的进料系统中，优选地，温度ti低于330℃。

在本发明的进料系统中，优选地，在所述式(4)中，

t0为10～220℃，

x不大于20米，y小于丙烯氨氧化反应器的半径，并且z小于丙烯氨氧化反应器的半径，并且

a为2～9℃/m，b为9～20℃/m，并且cj为30～120℃/m。

在本发明的进料系统中，优选地，在式(4)中，t0为20～200℃。

在本发明的进料系统中，优选地，在式(4)中，t0为45～185℃。

在本发明的进料系统中，优选地，在式(4)中，a为3～7℃/m，b为11～18℃/m，并且cj为35～115℃/m。

在本发明的进料系统中，优选地，总管的直径为250～700mm，主管的直径为180～400mm，并且支管的直径为70～120mm。

在本发明的进料系统中，优选地，总管的直径为300～650mm，主管的直径为200～370mm，并且支管的直径为75～115mm。

在本发明的进料系统中，优选地，原料气混合系统包括丙烯蒸发器、丙烯过热器、氨蒸发器、氨过热器和管道混合器，并且所述管道混合器为空管道或设有内构件的管道。

在本发明的进料系统中，优选地，原料气混合系统还包括初始温度t0控制系统，该初始温度t0控制系统包括：

传感器，该传感器设置在原料分布器的入口处，以检测初始温度t0；

热源，该热源用于向丙烯过热器和氨过热器提供热量；

旁通阀，该旁通阀设置在从热源分别连接至丙烯过热器和氨过热器的管线上；以及

控制器，该控制器接收来自传感器的信号并且响应于传感器的所述信号来调节所述旁通阀的打开程度，以实现控制所述初始温度t0。

本发明还提供一种通过本发明的进料系统来控制进入丙烯氨氧化反应器的丙烯氨混合气温度的方法，该方法包括：通过调整总管、主管和支管中的丙烯氨混合气的平均升温率，使由式(4)表示的、进料分布器任意一处的丙烯氨混合气的温度ti低于氨分解出活性氮原子温度的步骤。

在本发明的方法中，优选地，使温度ti低于400℃。

在本发明的方法中，优选地，使温度ti低于350℃。

在本发明的方法中，优选地，使温度ti低于330℃。

在本发明的方法中，优选地，将式(4)中的各个参数控制在以下范围：

t0为10～220℃，

x不大于20米，y小于丙烯氨氧化反应器的半径，并且z小于丙烯氨氧化反应器的半径，并且

a为2～9℃/m，b为9～20℃/m，并且cj为30～120℃/m。

在本发明的方法中，优选地，将式(4)中的t0控制在20～200℃的范围内。

在本发明的方法中，优选地，将式(4)中的t0控制在45～185℃的范围内。

在本发明的方法中，优选地，将式(4)中的a控制在3～7℃/m的范围内，将b控制在11～18℃/m的范围内，并且将cj控制在35～115℃/m的范围内。

本发明的方法，还包括控制初始温度t0的步骤，该步骤包括：

通过热源向丙烯过热器和氨过热器提供热量；

利用设置在所述原料分布器的入口处的传感器监测所述初始温度t0；以及

根据所述传感器监测的所述初始温度t0来调节分别设置在从所述热源连接至所述丙烯过热器和所述氨过热器的管线上的旁通阀的打开程度，以控制所述初始温度t0。

附图说明

图1是现有技术的丙烯氨氧化流化床反应器示意图。

图2是本发明的丙烯氨分布器的一个实施方式的结构示意图。

图3是本发明的丙烯氨氧化流化床反应器示意图。

图4是本发明的丙烯氨分布器的一个实施方式的结构示意图，其中，图4a是侧视图；图4b是沿图4a中的a-a线截取的剖视图；并且图4c和图4d分别是本发明的其它实施方式的丙烯氨进料分布器的俯视图。

图5是本发明的混合器导管的结构示意图，其中图5a是纵向剖视图；并且图5b是横向剖视图。

图6是本发明的进料系统的初始温度t0控制系统的示意图。

图7是本发明的丙烯氨分布器的一个实施方式的结构示意图。

附图标记说明

1丙烯氨氧化反应器

2原料气混合系统

3喷嘴

6空气分布板

7冷却盘管

10进料分布器

11丙烯蒸发器

12氨蒸发器

13丙烯过热器

14氨过热器

15管道混合器

16内构件

x总管

y主管

z支管

lp热源

具体实施方式

以下将参考附图具体描述本发明的实施方式。

如图6所示，本发明的丙烯氨氧化反应器的原料气进料系统包括原料气混合系统2和进料分布器10。

原料丙烯由丙烯蒸发器11经丙烯过热器13进入混合管线，原料氨由氨蒸发器12经氨过热器14也进入混合管线，二者在混合管线内充分混合后经进料分布器10将混合气均匀送入催化剂床层。

技术人员了解，为了达到最好的效果，需要丙烯氨进料分布器能尽可能均匀地将丙烯和氨送到反应器中，以使得丙烯氨混合气在从反应器壁处至反应器中心的范围内的分布尽可能均匀。

在典型的丙烯氨氧化反应器1中，进料分布器10位于空气分布板6与冷却盘管7之间。如图4a至4c所示，根据本发明，进料分布器10包括分布器入口以及位于反应器内部的导气管和喷嘴。

分布器入口为穿过反应器壁将混合气引入反应器内的构造。根据本发明的一些实施方式，分布器入口只有一个。根据本发明的另外一些实施方式，分布器入口也可以有多个；当有多个分布器入口时，这些分布器入口通常以相同间隔均匀地分布在反应器壁圆周的同一截面上。

根据本发明，混合气是通过所述喷嘴直接进入反应器床层的。喷嘴与导气管流体连通，所有喷嘴口均应处于同一横截面，以实现混合气均匀分布的方式排布在反应器内。

根据本发明，所述导气管包括总管x(x管)、主管y(y管)、和/或支管z(z管)。

所述z管为直接和喷嘴流体连通的导气管，其主要起到将混合气输送到喷嘴的作用。z管是不分支的导管且排布于反应器的同一横截面内，其上按一定方式均匀分布锐孔并由此连通喷嘴，从而实现前述喷嘴口在反应器的一横截面的均匀分布。根据本发明的一些实施方式，z管可以为直管。

所述y管为直接与z管流体连通的导气管，其主要起到将混合气输送到z管的作用。根据本发明的一些实施方式，y管上均匀连通z管且与z管处于反应器的同一横截面内，以实现前述喷嘴口在反应器的一横截面的均匀分布。在有些实施方式中，y管除了与z管流体连通，还和z管一样直接通过锐孔与喷嘴流体连通，以辅助实现前述喷嘴口在反应器的一横截面的均匀分布。根据本发明的一些实施方式，y管可以为直管。

所述x管为直接与y管流体连通的导气管，其主要起到将混合气输送到y管的作用。根据本发明的一些实施方式，z管与y管处于反应器的同一横截面内，但其与进料分布器入口不在同一平面上，因此设置x管将丙烯氨混合气由分布器入口引入y管。根据本发明的一些实施方式，x管只需要一根，且除了在末端与y管流体连通以外，在其他位置处不具有任何分支。

在本发明的一些实施方式中，进料分布器可以仅包括y管和z管，由y管直接连通分布器入口(如图2和图4d所示)。在本发明的另外一些实施方式中，进料分布器可以仅仅只包括z管，由其直接连通分布器入口(如图7所示)。

这样，根据本发明，丙烯氨混合气从丙烯氨进料分布器入口进入，沿着x管、y管和z管，或者是y管和z管，或者是仅沿着z管、并最终通过设置在y管或z管上的锐孔经喷嘴均匀分散至反应器床层中。

丙烯氨混合气在沿着进料分布器导管被均匀送至催化剂床层的过程中与催化剂床层发生热交换，致使温度不断上升，直至经喷嘴进入反应器前达到最高温度。但工业实践和相关研究均表明，进料分布器中任一位置处混合气的温度需要始终低于丙烯氨进料分布器的氮化温度。这是因为，如果通过进料分布器某处的混合气的温度持续高于分布器的氮化温度，则长时间处于该温度下的进料分布器在该处极易发生氮化并可能导致脆裂，从而增加混合气分布不均匀和更换进料分布器的风险。就整个丙烯氨分布器结构设计而言，这是不能被允许的。

丙烯氨混合气在进料分布器内持续被加热，其在任意点的温度ti及该点温升δti，事实上可由式(1)表达：

ti＝t0+δti(1)

根据式(1)可知，丙烯氨混合气在进料分布器内任一处的温度ti由两部分来决定，即，丙烯氨混合气进入进料分布器时的温度t0(以下有时简称为初始温度t0)和丙烯氨混合气在进料分布器中的温升δti。

因此，只要能合理地控制或调节初始温度t0和/或温升δti，就可以有效地控制丙烯氨混合气在进料分布器内任一处的温度t使其低于进料分布器的氮化温度。例如，在确定初始温度t0的情况下，可以通过控制或调节温升δti，来避免温度t超过氮化温度；或在在确定温升δti的情况下，也可以通过控制或调节初始温度t0，来实现对温度ti的有效控制，使其低于氮化温度。

本发明中，发明人通过大量的基础研究以及模拟计算，并经过反复实验验证，发现丙烯氨混合气沿进料分布器导管行进过程的温升δti，受制于其与反应器床层之间的热交换，与反应器直径、进料分布器的形状、导管内混合气与床层之间的温差、混合气的质量流量、以及传热系数等等均有关系。这些关系概括起来，可以由下列表达式(2)来表示：

δti∝f(d，d，t0，g，tr，k，......)(2)

其中：

δti为丙烯氨混合气在进料分布器中i点的温升，℃。

d为反应器直径；

d为进料分布器结构因子；

g为混合气质量流量；

t0为丙烯氨混合气进入进料分布器时的温度，℃；

tr为反应温度，℃；

k为传热系数。

基于对上述影响因素的分析研究，发明人总结了相关发现，在确定反应器大小、进料分布器结构、混合气的质量流量等因素后，结合计算机模拟计算和实验验证，实际获得了丙烯氨混合气在进料分布器中温升δti的控制方法。

具体来说，根据本发明，在确定了反应器大小、进料分布器结构、混合气的质量流量等等因素之后，丙烯氨混合气在进料分布器中温升δti可以进一步细化成由以下式(3)来表示：

δti＝ax+by+cjz(3)

其中，x、y、z分别表示丙烯氨混合气沿x管、y管、z管行进的路径长度，单位为米(m)；a和b分别表示丙烯氨混合气在x管和y管内行进过程中行经单位长度的平均升温率，单位为℃/m，而cj表示丙烯氨混合气在任意一个z管内行进过程中行经单位长度的平均升温率，单位为℃/m，其中j表示1以上的整数。因此，式(3)实际上表明，温升δti可以根据丙烯氨混合气在进料分布器的导管内所行进的路径长度以及该丙烯氨混合气流经进料分布器的各个导管的平均升温率而计算获得；相应地，对温升δti的控制也可藉此实现。

混合气在进料分布器导管中行进的路径长度，取决于进料分布器的结构和其相应的尺寸。虽然实际生产中存在各种结构和尺寸的丙烯氨混合气进料分布器，但根据本发明，无论何种结构和尺寸，从进料分布器入口到喷嘴，混合气在x管、y管和/或z管中行进的总长度应该尽可能短，以期相应地减少混合气在管道中的温升δti。

为实现该目的，需要在进料分布器上采用由不同长度的x管、y管和/或z管形成不同的组合，从空间的安排上尽量减少混合气在进料分布器中的行进距离。

例如，在本发明的一些具体实施方式中，对x管的形状没有特别限制，可以根据反应器的实际情况进行设计。丙烯氨混合气在x管行进的路径长度可以在0～20米范围内。而当采用如图2和图4d所示的进料分布器的形式时，进料分布器入口与y管和z管设置在反应器1同一水平截面上，此时，x管的长度可以为0。

又例如，在本发明的一些具体实施方式中，分布器通常包含y管。y管的个数可以为1～8个，优选为2个或4个，最优选为4个。根据本发明，丙烯氨混合气在y管内行进的长度应在0～反应器半径的范围内，这样既可以实现均匀进气的目的，又不必让混合气在y管内流动过长距离。在一些具体实施方式中，y管上也可以设置多个锐孔与喷嘴流体连通，从而协助z管实现让丙烯氨气体均匀分布在反应器内。

再例如，在本发明的一些具体实施方式中，z管是通过在管上设置多个锐孔与喷嘴流体连通从而实现直接将丙烯氨混合气通入反应器内部的，因此其是必须存在的。z管的形状和排布需要满足使z管上所布置的喷嘴能让丙烯氨气体均匀分布在反应器内。根据本发明，一般来说，丙烯氨混合气在z管上行进的长度同样也应该在0～反应器半径范围，这样既可以实现均匀进气的目的，又不必让混合气在z管内流动过长距离。

除了混合气流经进料分布器的路径长度，由式(3)还可知，温升δti与丙烯氨混合气在进料分布器的各个导管内的平均升温率也紧密相关。根据本发明，导管内的混合气的平均升温率，会受到导管内外的温度差、导管管径、以及流经导管的混合气的质量流量等诸多因素的影响。

举例来说，流经导管的混合气的平均升温率决定于混合气与外界的温差。在其他条件相同的情况下，若丙烯氨混合气进入该导管时的初始温度t0高，与导管外的反应器床层之间的温差小，则平均升温率将降低。

又例如，流经导管的混合气的平均升温率也受导管直径影响。其他条件相同的情况下，随着导管直径的增加，混合气的平均升温率趋小。仅从理论上说，当导管直径增加到一定程度后，则可以忽略升温率的变化。

再例如，导管内的混合气的平均升温率还受其质量流量影响。其他条件相同的情况下，若导管中输送的丙烯氨混合气在输送过程中不产生质量流量变化时，则混合气在行经该导管时的平均升温率变化可以认为基本是个定值。但当气体在导管中经分支被持续分走，导致流经该导管的混合气的质量流量降低时，平均升温率将上升。

需要注意的是，上述影响因素是叠加产生效果的。举例来说，考虑混合气通过一直径不变的z管，该z管上沿混合气的行进方向间隔设置了喷嘴，使得混合气能通过这些喷嘴陆续进入反应器。虽然沿混合气的行进方向，该导管内混合气的质量流量因气体不断流入反应器或而持续减少，但该导管内混和气的平均升温率并不会由此而一直增加。这是由于混合气在流动过程中持续获得温升，相应地造成了和管外的反应床层之间的温度差的逐步减少，而温度差减少会相应地减少混和气的平均升温率。这样，在丙烯氨混合气行进方向的开始端，以及丙烯氨混合气行进方向的尾端部分，这两部分导管内丙烯氨混合气的升温率可能会相对较大(前者主要是因为丙烯氨混合气在该处的温度相对最低，造成管内外温差较大，因此平均升温率升高；而后者主要是因为混合气的持续分流以致到达该处的丙烯氨混合气质量流量下降，因此相应的平均升温率升高)，而中间部分的升温率可能相对较小，就该导气管的全长来说，会形成一个马鞍形的升温率变化。

在现代丙烯腈生产工艺中，为了实现较大的产能和较高的收率，反应器的尺寸均较大。而为了实现在反应器内均匀进气，其上使用的丙烯氨进料分布器也相应地需要较大尺寸并形成复杂结构。这种情况下，为了控制丙烯氨混合气在进料分布器内的温度，使之不超过相应的氮化温度，需要对进料分布器的结构进行精确的设计和安排，并配套对混合气的初始温度进行合理的控制，才能保证对导管内的丙烯氨混合气的升温幅度进行全面的控制。

从尺寸来说，受制于商用催化剂的性能，现代工业生产中的丙烯腈反应器的尺寸大小事实上和产能密切相关。实际生产中，直径太小的反应器，由于产能过低，成本过高，因而已被逐渐淘汰。另一方面，由于反应器设备的可加工性以及催化剂装填量对空气分布板和地基的要求等因素，也导致反应器无法过度放大。目前看来，丙烯氨氧化生产丙烯腈工艺的实际生产中的反应器直径均在5～12米范围内，在使用目前的商用催化剂的情况下，其对应的生产规模约为4～20万吨/年。因此，关于进料分布器的结构设计，必须结合反应器的这一尺寸范围来进行调整设置。

需要了解的是，反应器尺寸变大，对应着进料分布器的尺寸也必须放大，这就要求必须有足够长度和排布密度的导气管，才能保证混合气在反应器内的均匀分布。相应地，这也意味着必须考虑混合气在分布器中需要行进足够长的距离才能被送入反应器。如前所述，在导气管存在相同的平均升温率的情况下，意味着混合气在导气管中的温升δt幅度变大，而这时为了控制最后从喷嘴出来的混合气温度，混合气的初始温度t0则有必要相应做调整。

此外，当丙烯腈年产量固定后，通过进料分布器进入反应器的丙烯氨混合气的总质量流量通常是相对恒定的。但是，这一定质量流量的丙烯氨混合气在经过进料分布器通入反应器的行进过程中，根据进料分布器的形状的变化，会在各个流经的导气管中持续地重新分配气体质量流量；同时，混合气在流经y管和/或z管的过程中不断地经由喷嘴释放进入反应器，也会持续引起导管内的混合气的质量流量的持续减少。

例如，根据本发明的一个实施方式，在如图4c所示的进料分布器中，丙烯氨分布器的x管向4根y管供应丙烯氨混合气，每根y管再将混合气供应至多根z管中，从而尽量实现均匀分布混合气的目的。这样，随着导管数目增加，单根x管中的混合气的质量流量必然大于单根y管中的质量流量，而单根y管中的混合气的质量流量必然大于相应的单根z管中的质量流量。同时，如前所述，y管和z管上还设置了锐孔和喷嘴，混合气在流经这些导管的过程中，还将持续通过喷嘴进入反应器，从而进一步导致导管内的混合气质量流量的减少。

如前所述，导管内混合气的质量流量直接影响气体的升温率，流经导管的混合气的质量流量的降低将造成该混合气在该导管内的平均升温率上升。因此，过多地在进料分布器中设置分支形成z管和/或y管，排布较长z管和/或y管，以及在导气管上安排较小间隔的喷嘴密度，必将使得混合气的温升δti更难被控制。然而，为了实现丙烯氨混合气在反应器内的均匀分布，进料分布器又必须排布较长的导气管、设置较多的分支，以及安排较密的喷嘴。在丙烯氨进料分布器的设计过程中，这两方面的因素因此必须同时考虑。

为了实现在进料分布器控制温升δti，一个可能手段是增加这些分支导管的直径。但是，由于y管和z管均平行于反应器横截面，与反应器床层流化方向垂直，过大的管径会大幅占据反应器截面，引起催化剂床层的流化质量变差。因此，设计进料分布器时，必需尽量考虑此因素而减少进料分布器所占的反应器截面积，从而使得分布器所占的总体截面积减少到不会影响床层内的流化反应(例如，在设计丙烯氨进料分布器的形状时，总是需要尽量设计使得y管直径(管径)小于x管直径，以及使得z管直径远小于y管直径)。

发明人对此进行过大量的探索和实践。根据发明人的发现，考虑到不能影响流化效果，z管管径的上限优选为120mm以下，更优秀为115mm以下。当超出上述上限时，反应器的总截面积会被过分占用，会影响催化剂床层流化质量。但由于z管上需要安装喷嘴，因此考虑到进料分布器的可加工性，z管的管径下限优选为70mm以上，更优选为75mm以上。当低于此管径时，导管加工性能变差，很难安装喷嘴。

由于需要在y管上安装z管，所以y管的管径优选地大于z管的管径，其下限为180mm以上，优选为200mm以上。但考虑到流化反应的效果，y管的管径上限优选为400mm以下，更优选为370mm以下。当y管管径超过上述范围时，可能会影响流化效果，还容易导致催化剂在y管上方堆积，形成催化剂死区。

同样地，由于要在x管上安装y管，x管的管径优选地大于y管的管径。x管的管径的下限优选为250mm以上，更优选为300mm以上。而x管的管径上限优选为700mm以下，更优选为650mm以下。

发明人进一步发现，基于现有工业化生产丙烯腈的条件设计的丙烯氨进料分布器，在满足前述的尺寸大小、结构设计、以及导管直径的要求的情况下，其包含的x管、y管和/或z管，受制于其各自的长度、管径、流经其间的混合气的质量流量，以及通入混合气的初始温度(t0)和反应温度(tr)，总是表现出一定的平均升温率范围。

由于丙烯氨进料分布器可以设置x管将其中的丙烯氨混合气通常直接流至y管，混合气在x管行进途中没有质量流量的改变，其平均升温率基本是一个定值。根据发明人的大量计算和实验验证，x管中的平均升温率a一般在2～9℃/m范围内为宜。

由于要确保丙烯氨混合气均匀进入反应器，所以丙烯氨进料分布器优选地采用对称设计，进料分布器y管中丙烯氨混合气的质量流量变化是基本相同的。根据发明人的大量计算和实验验证，丙烯氨进料分布器的y管中，丙烯氨混合气的平均升温率一般为9～20℃/m为宜。

由于各z管所包含的喷嘴数不完全相同并且各个z管与y管连通处的混合气起始温度并不相同，导致了丙烯氨分布器各z管的平均升温率是不一样的，各z管具有独立的平均升温率。根据发明人的大量计算和实验验证，丙烯氨混合气在各z管的平均升温率ci(j表示1以上的整数)通常在30～120℃/m的范围内为宜。

根据丙烯腈产能的要求，反应器尺寸、进料分布器的形状通常多有变化。但基于以上所述的发现，发明人经过大量计算和实验验证发现，结合反应器的尺寸和进料分布器的形状，并采用合适的混合气初始温度t0，完全可以设计出合适的进料分布器系统，其能够完全避免在导管内生成高于氮化温度的混合气。

具体来说，如前所述，进料分布器中，a通常为2～9℃/m，b通常为9～20℃/m，而cj通常为30～120℃/m。因此只要控制x管、y管和z管的长度x、y和z，即可根据式(3)计算出δti，再配合合适的t0的情况下，就可以确保进料分布器中的混合气温度总是低于氮化温度。

另一方面，将式(3)代入式(1)可得到下式(4)：

ti＝t0+ax+by+cjz(4)

其中，t0为丙烯氨混合气进入进料分布器时的温度，单位为℃；

x、y、z分别表示丙烯氨混合气沿总管、主管、支管行进的路径长度，单位为m；

a和b分别表示丙烯氨混合气在总管和主管行进过程中平均升温率，单位为℃/m；并且

cj表示丙烯氨混合气在任意一个支管内行进过程中的平均升温率，单位为℃/m并且j表示1以上的整数。

根据式(4)可知，通过将本发明的进料系统的各个参数限定在上述范围内，即能够使进料分布器任意一处的丙烯氨混合气的温度ti低于进料分布器的氮化温度。优选地，使ti低于400℃，更优选地，使ti低于350℃，还更优选地，使ti低于330℃。

从前述发明人的发现可知，丙烯氨混合气在进料分布器的z管中的平均升温率明显大于混合气在y管中的平均升温率，而在y管中的平均升温率则大于在x管中的平均升温率。由于混合气在x管和y管所行进的过程中，就不断地升温，而混合气升温δti是其在x管、y管及z管上的叠加。因此，如果考虑仅在反应器内部设置z管的进料分布器，对比除z管之外还在反应器内部设置x管和y管的进料分布器，在其他条件相同的情况下，应该可以获得最低的丙烯氨混合气的最大温升δtimax。这里所谓的最大温升δtimax，是指在同一反应器中，从进料器入口到喷嘴处所能达到的最大升温幅度。技术人员能够了解，进料分布器中的升温幅度范围，是由所谓的最大温升δtimax来决定的。因为根据进料分布器的设计要求，从t0开始加上最大温升δtimax必须不能超过氮化温度。

因此，在本发明提供的一些实施方式中，如图7所示，进料分布器采用了将z管直接在反应器壁上与进料分布器入口连通，从而实现多处直接向z管进气，因而其在反应器内仅存在有z管形式。大量实验和计算揭示，在其他条件(例如反应器尺寸、生产规模等)均相同的情况下，对比现有技术中的各种丙烯氨分布器，包括发明人自己发明的各类进料分布器，具有如图7所示的形式的进料分布器可以获得最低的丙烯氨混合气的最大温升δtimax。

例如，在具有相同反应器直径和相同生产规模的情况下，采用具有如图4a至4d所示的形式的进料分布器中，由于丙烯氨混合气在进入催化剂床层之前，在进料分布器中所经过的路径更长，因此丙烯氨混合气在进料分布器中的实际温升δti要高于图7所示的进料分布器中的温升δti，无法实现最低的丙烯氨混合气的最大温升δtimax。

另一方面需要了解的是，当反应器直径在5～12米范围内时，当反应器直径增大时，同一形式进料分布器的y管和/或z管的长度相应延长，因此混合气流经导管后的温升更大。而z管的长度是由所安置的喷嘴数及喷嘴间距决定的，z管内混合气质量流量是喷嘴数和单个喷嘴流出的混合气质量流量的乘积，在假定喷嘴间距及单个喷嘴混合气质量流量相同时，流过最长的z管中丙烯氨混合气的质量流量也会相应增加。在z管的管径相对固定的情况下，会导致z管中的平均升温率略有降低。因此，流经同样距离的混合气的温升幅度又将减小。最后，δti的变化将是前述变化的综合。最大温升δtimax的变化，也是如此。

技术人员因此可以知道，最大温升δtimax是根据反应器的直径变化而变化的。根据发明人的大量计算和实验验证，考虑工业条件下可以接受的进料分布器的当反应器直径在5～12米的范围内时，反应器直径每增加1米，最大温升δtimax上升约10～17℃。

此外，为实现对于喷嘴喷出的混合气的最终温度的控制，仅确定最大温升δtimax并不能够实现控制的目的。根据公式(1)，δti必须与t0才能实现对混合气的最终温度的控制。考虑到t0同时也影响导气管的平均升温率，发明人经过大量计算和实验验证发现，在其他条件相同的情况下，对于z管来说，t0每增加10℃，平均升温率降低约0.7～1.3℃/m。

综合下来，结合前述进料系统中最低的最大温升δti的实现条件，发明人确认，在本发明所提供的用于工业条件的丙烯氨进料系统中，为了确保实现对于从喷嘴喷出的混合气的最终温度不超过相应的氮化温度的控制，丙烯氨混合气的初始温度t0应为220℃以下。另一方面，当反应器直径更大，例如，反应器直径为7.5～12米时，初始温度t0应为200℃以下；当反应器直径为8.5～12米时，初始温度t0应为185℃以下。

另一方面，混合气在传输过程中，为了确保丙烯氨混合气能够顺利地被输送至反应器内部，需要一定压力。同时，为了避免在传输过程中因温度过低导致混合气在管道内产生凝液，需要以过热状态从蒸发器传送到反应器丙烯氨进料分布器。因此，在本发明的进料系统中，t0为10℃以上，优选为20℃以上，更优选为35℃以上，还更优选为45℃以上。

因此，在反应器直径为5～12米的情况下，通过将丙烯氨混合气初始温度t0控制在上述范围内，即可有效地将进料分布器中任一处的丙烯氨混合气的温度控制在低于氮化温度的范围内。

此外，为了将初始温度t0控制在上述范围内，本发明的原料气进料系统还提供原料气混合系统2。以下参考附图描述本发明的原料气进料系统中的原料气混合系统2。如图6所示，原料气混合系统2包括丙烯蒸发器11、丙烯过热器13、氨蒸发器12、氨过热器14和管道混合器15。如上所述，原料丙烯由丙烯蒸发器11经丙烯过热器13进入混合管线，同样地，原料氨由氨蒸发器12经氨过热器14也进入混合管线，二者在混合管线内混合后进入进料分布器10。

为了使丙烯和氨在进入进料分布器10之前实现充分的混合，本发明的丙烯氨混合气原料气进料系统的原料气混合系统2还包括管道混合器15。管道混合器的作用在于使得来自过热器的原料气体能够在混合管线内混合的更加均匀，满足混合气从丙烯氨分布器的每个喷嘴处流出时都具有相同的原料气配比。可以直接将原料丙烯和氨的混合管线用作管道混合器。对含有内构件的管道混合器在丙烯氨混合管线内具体安装位置没有限制，可以是含丙烯氨混合气的管线内的任何一处，但优选地，将管道混合器15设置在靠近反应器的丙烯氨混合气管线上。优选地，可以在管道混合器15内增设如图5b所示的内构件16。对内构件的具体形状没有特别限制，可以为如图5b所示类似翅片状或其它形状。

受生产企业对装置整体平面布局的限制，虽然原料气从过热器至反应器丙烯氨入口的管线都有保温措施，但是原料气在丙烯、氨过热器至反应器丙烯氨入口的管线上总是存在一定的热损失，原料气经过热器过热后的温度高于原料气到达丙烯氨入口处的温度。并且在不同季节里，由于原料气与外界环境温度温差的不同，热损失的程度也是有所不同。另一方面，装置规模的不同、丙烯氨分布器设计的形式不尽相同，丙烯氨分布器入口处的初始温度t0设计值也是不同的。

为了避免因外界不确定因素造成初始温度t0的波动，本发明的丙烯氨混合气原料气进料系统还包括丙烯氨分布器入口处的初始温度t0的控制系统。如图6所示。该初始温度t0控制系统包括：设置在丙烯氨原料分布器入口处的温度变送器，该温度变送器用于检测初始温度t0；热源，该热源(如低压蒸汽lp，并且通常认为热源的温度、压力是稳定的，以下有时也称作热源lp)用于向丙烯过热器12和氨过热器14提供热量；旁通阀，该旁通阀设置在从热源lp分别连接至丙烯过热器12和氨过热器14的管线上；以及控制器，该控制器接收来自温度变送器的信号并且响应于温度变送器的信号来调节旁通阀的打开程度。

丙烯氨分布器入口温度t0的温度精确控制通常通过响应于丙烯氨混合气在入口处的测量温度t0而调整提供给原料气过热器的热源如低压蒸汽的流速来实现的。具体而言，如图6所示，当丙烯氨混合气入口处测量温度低于设计初始温度t0时，温度变送器将信号传输至控制器，控制器响应于该信号调整旁通阀开度，以增加热源流量，提高过热器出口处原料气的温度，从而实现在丙烯氨分布器入口温度t0达到初始设计的要求。反之，当丙烯氨混合气入口处测量温度高于设计初始温度t0时，温度变送器将信号传输至控制器，控制器响应于该信号调整旁通阀开度，以减小热源流量，降低过热器出口处原料气的温度，从而实现在丙烯氨分布器入口温度t0达到初始设计的要求。一般情况下，丙烯、氨气体经各自过热器过热后，气体出口温度相近，且丙烯过热器旁通阀控制器和氨过热器旁通阀控制器的操作均响应于入口温度t0。

实施例

以下将通过具体实施例来进一步详细地描述本发明的实施方式。

以下所有实施例数据均是在实验室中分别模拟直径为5.0米、5.4米、7.5米、8.5米、10米和12米的氨氧化流化床反应器中的条件，以碳钢为材质，根据说明书附图中各种进料分布器的形式模拟实际进料分布器，并在重要节点处设置温度变送器，来测量进料分布器温度，并计算相应的平均升温率。在以下实施例和比较例中，所有数据均经多次测量后取平均值。

实施例1：

流化床反应器直径为5.0米，装置满负荷运行，原料气配比c3h6∶nh3∶air为1∶1.2∶9.3，反应温度440℃，反应压力为55kpa。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ80mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为2.42米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气入口温度控制为220℃，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为52℃/m，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为346℃。

实施例2

流化床反应器直径为5.4米，装置满负荷运行，原料气配比c3h6∶nh3∶air为1∶1.2∶9.3，反应温度440℃，反应压力为55kpa。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ90mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为2.6米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气入口温度控制为160℃，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为60℃/m，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为316℃。

实施例3

流化床反应器直径为7.5米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ90mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为3.65米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气入口温度控制为200℃，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为40℃/m，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为346℃。

实施例4

流化床反应器直径为8.5米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ90mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为4.15米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气入口温度控制为185℃，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为39℃/m，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为347℃。

实施例5

流化床反应器直径为12米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ110mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为5.9米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气入口温度控制为130℃，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为37℃/m，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为348℃。

实施例6：

流化床反应器直径为10米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4c结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ450mm，y管直径为φ250mm，z管直径为φ90mm；在x管行进的长度为13米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器导管到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为52℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度即为丙烯氨混合气沿丙烯氨分布器导管上行进长度最长的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为13米、4.1米、2.8米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为4.5℃/m、13.5℃/m、55℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为319℃时。

实施例7：

流化床反应器直径为10米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4b结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ500mm，y管直径为φ250mm，z管直径为φ100mm；在x管行进的长度为8米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器导管到达每根z管尾端喷嘴处，控制丙烯氨混合气入口温度t0为36℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是行进在最长z管上的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为8米、0.3米、4.8米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度的单位长度平均升温率分别为4℃/m、13℃/m、50℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为312℃。

实施例8

流化床反应器直径为10米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图1与图4d结合的形式，材质为碳钢，所示y管直径为φ300mm，z管直径为φ100mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器导管到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为110℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是行进在最长z管上的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在y管、z管上行进长度分别为1.3米、3.4米处，丙烯氨混合气在y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为14.5℃/m、58℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为326℃。

实施例9

流化床反应器直径为7.5米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4c结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ320mm，y管直径为φ220mm，z管直径为φ90mm；在x管行进的长度为14米，丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器导管到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为80℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是丙烯氨混合气沿丙烯氨分布器导管行进长度最长的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为14米、2.7米、2.2米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为5.8℃/m、13.4℃/m、46℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为298℃。

实施例10

流化床反应器直径为12米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4c结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ550mm，y管直径为φ250mm，z管直径为φ100mm；在x管行进的长度为15米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器管线到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为80℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是丙烯氨混合气沿丙烯氨分布器导管行进长度最长的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为15米、4.4米、3.6米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为3.3℃/m、11℃/m、43℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为333℃。

实施例11

流化床反应器直径为12米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4c结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ550mm，y管直径为φ250mm，z管直径为φ100mm；在x管行进的长度为15米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器管线到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为40℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是丙烯氨混合气沿丙烯氨分布器导管行进长度最长的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为15米、4.4米、3.6米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为3.3℃/m、11.2℃/m、46℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为304℃。

比较例1：

流化床反应器直径为10米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4b结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ500mm，y管直径为φ250mm，z管直径为φ90mm；在x管行进的长度为13米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器管线到达每根z管尾端喷嘴处，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是行进在最长z管上的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气最高温度点为混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为13米、0.3米、4.8米处的喷嘴出口处，丙烯氨混合气入口温度t0为7℃，丙烯氨混合气在x管、y管，z管上行进的长度及单位长度平均升温率分别为4.1℃/m、13.5℃/m、58℃/m，该喷嘴处丙烯氨混合气温度为343℃。并且发现在丙烯氨分布器入口处有原料气凝液产生。

比较例2

流化床反应器直径为12米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图4a与图4c结合的形式，材质为碳钢，所示x管直径为φ650mm，y管直径为φ400mm，z管直径为φ130mm；在x管行进的长度为14.5米；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器管线到达每根z管尾端喷嘴处，丙烯氨混合气入口温度控制为130℃，根据相关模型数据及现有的实验数据，该形式丙烯氨分布器的丙烯氨混合气最高点温度是丙烯氨混合气沿丙烯氨分布器导管行进长度最长的尾端喷嘴处，即丙烯氨混合气在x管、y管、z管上行进长度分别为14.5米、4.1米、4.3米处，丙烯氨混合气在x管、y管、z管行进长度上的单位长度平均升温率分别为3.0℃/m、8.5℃/m、35℃/m，则该喷嘴处丙烯氨混合气温度为359℃。。

比较例3

流化床反应器直径为5.0米，装置满负荷运行，原料气配比、反应温度、反应压力同实施例1。丙烯氨分布器采用图7的形式，材质为碳钢，z管直径为φ80mm；丙烯氨混合气通过丙烯氨分布器到达每根z管尾端喷嘴处，其中丙烯氨混合气行进长度最长的尾端喷嘴为在z管上行进长度为2.42米处，根据相关模型数据及现有的实验数据，丙烯氨混合气在z管行进的长度上的单位长度平均升温率为52℃/m，丙烯氨混合气入口温度控制为225℃，则该处喷嘴丙烯氨混合气温度为352℃。

在应用本发明的原料气进料系统的实施例1～11中，进料分布器任意一处的丙烯氨混合气的温度t低于350℃，即低于氨分解出活性氮原子的温度。相比之下，在比较例1中，当进料系统的某些参数落在本申请的范围之外时，发现在丙烯氨分布器入口处有原料气凝液产生，容易造成原料气进料量不准，而比较例2和3中，容易导致丙烯氨分布器脆裂的发生，增加分布器更换频率。

以上，根据具体实施例对本发明的技术方案进行了详细描述，但本申请的保护范围不限于此。