为存在受限制的可用缓解选项、缺乏的反应器更改来改正过度的直径按比例增加。通过相当数量的实验和优化，已经发现，当使用具有大约10与100μ之间的平均颗粒直径的催化剂，其中颗粒尺寸分布为大约O至30个重量百分比大于大约90μ，并且大约30至50个重量百分比小于45μ时，在大约140kPa或更低的反应器压力下操作时，大于大约9m直至大约Ilm的反应器内径可与适当的操作条件和反应器内部结合来实现用于丙烯腈和甲基丙烯腈的生产的可接受的流化条件，在另一方面中为大约135kPa或更低，在另一方面中为大约130kPa或更低，在另一方面中为大约125kPa或更低，在另一方面中为大约1lKpa至大约140kPa，在另一方面中为大约IlOkPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约145kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约130kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约140kPa，在另一方面中为大约125kPa至大约135kPa，在另一方面中为大约120kPa至大约137kPa，并且在另一方面中为大约115kPa至大约125Kpa。
[0036]因为反应器压力降低，所以需要增加反应器直径和/或反应器速率，以便实现丙烯腈的给定生产率。此外已经发现，在这些降低的反应器压力下，可选地在更大的直径下，还可能操作相对高的床高度与床直径比，因而使催化剂存量最大化同时降低直径方面的增加。在一方面中，通风栅格设计提供在反应器减产时的大约30至40% (最小)的催化剂床压降。已经确定，只要催化剂在上述颗粒特性范围内，并且优选地具有在大约I和4%之间的磨擦损失，那么对于具有9至Ilm的内径的反应器，流化速率(基于流出物容积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积(“CSA”))可在直到1.2m/s下操作，优选地为0.55和I之间。可使用已知方法来确定磨擦损失，例如Hartge等的The 13th Internat1nalConference on Fluidizat1n - New Paradigm in Fluidizat1n Engineering，Art.33(2010)，基于 ASTM D4058 和 ASTM D5757，以及美国专利 N0.8，455，388 (它们均通过引用而整体并入本文中)的方法。在相关方面中，来自反应器的总催化剂损失可为大约0.35至大约0.45kg/公吨产生的丙烯腈。
[0037]即使在直到指示速率下，也已经发现当操作具有大约0.25至大约0.45kg/cm2的顶部压力的反应器，和/或具有15kPa或更小的压降和高于流化床顶部大约5.5至大约
7.5m的细粒脱离高度的旋风分离器时，可能在可接受的催化剂损失下操作。因而当根据本实用新型利用大约9至大约Ilm的反应器内径，使用具有大约10和100μ之间的平均颗粒直径的催化剂(其中颗粒尺寸分布为大约O至30的重量百分比大于大约90μ，且大约30至50个重量百分比小于45μ)时，已发现，当在大约0.4m和1.05m/s，优选地在0.55和0.85m/s之间的流化速率(基于流出物容积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积)下操作时，大约0.45至大约0.6的反应器直径与反应器圆柱高度(切线到切线)之比是有效的。这因而导致0.005和0.015公吨每小时每立方米反应器体积之间的增加的每单位反应器体积(切线到切线)的生产能力的可能性，在另一方面中为大约0.0075至大约0.0125，在另一方面中为大约0.009至大约0.01公吨每小时每立方米反应器体积。
[0038]期望确保优化反应器效率(包含关于试剂转化和催化剂损失)同时增加反应器的比生产力。旋风分离器的设计对反应器的操作压力、催化剂损失(包含由磨擦引起的)和要求的反应器高度(切线到切线)是关键的。已经发现，在大约20至大约30的第一级旋风分离器入口速率与反应器流出物速率之比，和/或第一级旋风分离器的高度的比率是反应器高度(切线到切线)的大约4%至大约7%的情况下，可实现上述令人满意的反应器操作窗。如图3所示，旋风分离器高度根据从旋风分离器的顶部101至旋风分离器的远端区段107的距离来确定。
[0039]在一方面中，反应器10可构造为，对于预定催化剂，具有比具有相同的预定催化剂和预定反应器高度的常规反应器大的通过能力。在一方面中，提供一种方法以用于提高预定催化剂和预定反应器高度的反应器通过能力。该方法包含在维持预定顶部压力的同时增大反应器直径。该方法可包括维持预定反应器设计速率。
[0040]在一方面中，一种工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有大于大约40%至大约60%的反应器圆柱高度(切线到切线)的预定反应器内径，并且在另一方面中为大约45%至大约55%。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有反应器高度的大约40%的反应器直径的反应器。在相关方面中，反应器高度(切线到切线)可为大约10至大约25米，在另一方面中为大约10至大约20米，在另一方面中为大约12至大约18米，并且在另一方面中为大约14至大约16米。
[0041 ] 在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有为反应器圆柱高度(切线到切线)的大约40%至大约60%的流化床高度，在另一方面中为大约42%至大约50%，在另一方面中为大约45%至大约55%，并且在另一方面中为大约44%至大约47%。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有为反应器高度(切线到切线)的大约25%的流化床高度，且因此具有更大的脱离高度的反应器。
[0042]在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有为反应器直径的大约70 %至大约110 %的流化床高度，在另一方面中为大约70 %至大约100 %，在另一方面中为大约75%至大约90%，在另一方面中为大约80%至大约90%，在另一方面中为大约85 %至大约95 %，并且在另一方面中为大约85 %至大约90 %。这与常规工艺不同，常规工艺包括操作具有为反应器直径的大约65%的流化床高度的反应器。
[0043]在一方面中，该工艺包含操作或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有在大约0.25至大约0.45kg/cm2的范围中的顶部压力，在另一方面中为大约0.3至大约0.5kg/cm2,在另一方面中为大约0.2至大约0.4kg/cm2，并且在另一方面中为大约0.2至大约0.5kg/cm2。该范围中的反应器顶部压力提供优于比该范围高的反应器顶部压力的改善的催化剂性能的益处。在一方面中，该方法包括在大约0.4至大约0.45kg/cm2的范围中操作反应器。
[0044]在一方面中，该方法包含操作或在反应器中使烃反应，其中，流出物容积流具有大约0.5至大约1.2m/sec的线性速率(基于流出物体积流和除冷却盘管和浸脚区域外的反应器剖面面积(“034”)，8卩，~90%的开放034)。已经发现，有可能使用该速率来设计和操作反应器系统，同时还实现良好的流化/催化剂性能和来自旋风分离器的合理的催化剂夹带/催化剂损失，使得在反应器能力增大时速率可尽可能地维持在大约该范围中。在实施例中，可以在直到大约0.75m/sec至大约0.95m/sec的速率(基于90 % CSA和流出物气体)下操作反应器，并且维持大约0.25至大约0.5kg/cm2的顶部压力，并且在另一方面中为大约0.2至大约0.45kg/cm2。在一方面中，以米/秒计的旋风分离器入口速率与以米/秒计的反应器流出物速率之比为20或更大，在另一方面中为大约20至大约30，在另一方面中为大约22至大约25，在另一方面中为大约23至大约26，并且在另一方面中为大约27至大约29 ο
[0045]由于流化速率增大，因而催化剂的磨擦的可能性也增大。增大的速率还导致流化床上方的更大的细粒脱离高度。细粒方面的该所得的增大可因而还增大旋风分离器上的固体负载。
[0046]在一方面中，已经发现，通过操作反应器或在反应器中使烃反应，其中，反应器具有:预定反应器直径，其具有在反应器高度的长度的大约45%至大约60%的范围中的长度；流化床高度的长度，其为反应器直径的长度的大约80%至大约95% ;压力，其在