CN1675161A - 采用多管反应器的气相催化氧化方法 - Google Patents

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Abstract

一种气相催化氧化的方法，其能有效去除反应热，防止热点的出现，并有效获得所需的产物。特别是，一种通过多管反应器将待氧化的物质和含分子氧的气体进行气相催化氧化的方法，该多管反应器包括：配备有原料供应口和产物出口的圆柱形反应器壳体；配置在圆柱形反应器壳体周围并用来将热介质引入圆柱形反应器壳体或将热介质从中导出的多根环状导管；用于将多根环状导管彼此连接的循环装置；用反应器的多块管板限制的且其中容纳有催化剂的多根反应管；以及布置在反应管的纵向方向并用于改变引入反应器壳体的热介质的方向的多块折流板。该方法中，在使得热介质的传热系数为1000W/(m2·K)或更高的条件下进行所述气相催化氧化。

Description

采用多管反应器的气相催化氧化方法
技术领域
本发明涉及气相催化氧化的方法。本发明优选用于用分子氧氧化丙烯、丙烷或异丁烯以有效生产(甲基)丙烯醛或(甲基)丙烯酸。
背景技术
多管反应器用于将原料与反应器中装载的固体催化剂接触而进行的反应。多管反应器通过有效除去由气相催化氧化反应产生的大量的热而控制反应温度，在该气相催化氧化反应中待氧化的物质在固体催化剂存在下与分子氧接触。通常，在需要防止催化剂暴露于因反应热的过高温度下而加快劣化的时候，采用该反应器。
在该多管反应器中，用于冷却的流体(下文也称为热介质)在反应管束的外面(即在壳体侧)循环以维持反应需要的温度，同时如在化学工厂广泛采用的换热器中所进行的，在工艺流体(在气相催化氧化的情况下指工艺气体)和热介质之间进行热交换。该工艺防止了因在催化剂层局部温度过分升高(形成热点(hot spot))而引起的反应管中催化剂的劣化。
然而，气相催化氧化反应的反应热是如此之大以至于因热点频繁出现而引起催化剂劣化，并且因超出催化剂允许的温度而引起反应失控。这可导致一些问题例如无法利用催化剂。
已经提出了在用于气相催化氧化的多管反应器中抑制热点形成的许多方法。例如在JP 08-92147 A披露的方法中，使反应器壳体内热介质的流动方向和由反应器引导的原料气体的流动方向平行。另外，用折流板(baffles)使热介质流曲折向上流动。从而，热介质的温度变得均一，从进口到出口具有2-10℃或更小的温度差。但是，该方法仅关注了热介质的温度差。因此，在传热系数不均匀的实际反应器中，该方法有在传热系数差的区域产生热点的缺点。
JP 2000-93784 A提出了一种抑制热点形成的方法，其中使反应原料气体和热介质的流动平行向下以防止不含热介质的气体的聚集。该专利还描述了一种方法，该方法通过将原料气体经反应器的上部供入反应器，向下流过反应管的催化剂层，使最容易劣化的催化剂层进口周围的催化剂可被更换。但是，该方法集中在原料气体流和热介质的关系上。因此，如果热介质的流速和传热系数低，它有不能充分除去反应热而产生热点的缺点。
或者，JP 2001-137689 A提出了一种通过设定如何放置反应管和改变热介质流动方向的折流板来抑制热点形成的方法。在多管反应器中，用于冷却反应热的热介质在反应器的壳体侧循环。由于壳体侧上的流道中折流板及反应管束的存在，热介质分别流入反应管束，进入折流板和反应管束之间的空隙，及进入折流板和反应器主体之间的空隙中。但是，除了流经反应管束的热介质，流经其它部分的热介质不能用于冷却反应管，因此应尽可能减少这部分热介质。同样，JP 2001-137689 A的描述涉及所有热介质的流量，但没有涉及到传热系数。因此，必须通过考虑传热系数来缓和一些问题如热点。
在多管反应器中，通过热介质的循环除去反应管内产生的反应热。因此，如果不能有效除去反应热，则在催化剂层中会形成热点，导致所需要的产物的产率下降、催化剂活性劣化等。
通过反应管内产生的热量和传给热介质的热量之间的平衡来确定催化剂层的温度分布。因此，已尝试了降低热点中温度的方法，其中通过赋予热介质的较大流量来增加热介质侧的传热系数。然而，热介质的流量增加大于需要会引起热介质循环泵的尺寸增大。而且，要求更大的功率来驱动热介质循环泵，导致操作成本增加这一问题。
发明内容
因此，本发明的目的是提供一种采用多管反应器的气相催化氧化的方法，其能够：用维持的合适的热介质循环量有效除去反应热；防止热点形成；有效提供所需要的产品；和延长催化剂的寿命而不劣化催化活性。
本发明的发明人为了获得上述目的进行了各种研究并分析了尺寸增大的多管反应器的壳体侧的热介质的流动和传热。结果，他们发现：通过在使热介质的传热系数为一特定值的条件下进行气相催化氧化反应，可以提供一种气相催化氧化方法而获得上述目的，从而完成了本发明。
即，本发明如下所述。
(1)通过多管反应器用含分子氧的气体对待氧化的物质进行气相催化氧化的方法，该多管反应器包括：配备有原料供应口和产物出口的圆柱形反应器壳体；配置在圆柱形反应器壳体周围并用来将热介质引入圆柱形反应器壳体或将热介质从中导出的多根环状导管；用于将多根环状导管彼此连接的循环装置；用反应器的多块管板限制(restrained)的且其中容纳有催化剂的多根反应管；以及布置在反应管的纵向方向并用于改变引入反应器壳体的热介质方向的多个折流板，其中该方法包括：在使得热介质的传热系数为1000W/(m2·K)或更高的条件下进行气相催化氧化反应。
(2)根据(1)的气相催化氧化方法，其中该方法包括：用分子氧氧化丙烯、丙烷或异丁烯以生产(甲基)丙烯醛；和/或用分子氧氧化(甲基)丙烯醛以生产(甲基)丙烯酸。
附图说明
图1是用于本发明的气相催化氧化方法中的多管热交换反应器(multitubular heat-exchange reactor)的一种实施方式。
图2是用于本发明的多管反应器中的折流板的一种实施方式。
图3是用于本发明的多管反应器中的折流板的一种实施方式。
图4是本发明的多管反应器的顶视图。
图5是用于本发明的气相催化氧化方法中的多管热交换反应器的一种
实施方式。
图6是将图5的多管反应器的壳体分开的中间管板的放大图。
具体实施方式
在下文详细描述本发明。
本发明提供一种通过多管反应器用含分子氧的气体对待氧化的物质进行气相催化氧化的方法，该多管反应器包括：配备有原料供应口和产物出口的圆柱形反应器壳体；布置在圆柱形反应器壳体周围并用来将热介质引入圆柱形反应器壳体或将热介质从中导出的多根环状导管；用于将多根环状导管彼此连接的循环装置；用反应器的多块管板限制的且其中容纳有催化剂的多根反应管；以及布置在反应管的纵向方向并用于改变引入反应器壳体的热介质方向的多个折流板，该方法的特征在于，在使热介质的传热系数为1000W/(m2·K)或更高的条件下进行气相催化氧化反应。
在本发明中，苯和丁烷用作待氧化的物质并和含有分子氧的气体进行气相催化氧化以生产顺丁烯二酸酐。当二甲苯和萘中的至少一种用作待氧化的物质并和含有分子氧的气体进行气相催化氧化以生产邻苯二甲酸酐时，也采用本发明。
在本发明中，更优选丙烯、丙烷或异丁烯用作待氧化的物质，并和含有分子氧的气体进行气相催化氧化以生产(甲基)丙烯醛(下文也称为前段(第一阶段)反应)。然后将在前段反应中制得的(甲基)丙烯醛用作待氧化的物质，并和含有分子氧的气体进行气相催化氧化以生产(甲基)丙烯酸(下文也称为后段(第二阶段)反应)。
在本发明中，确定热介质的传热系数，特别是通过采用计算机模拟分析的热介质流动分析来确定。
通过下列模拟可以进行热介质的上述流动分析：反应器的限定结构如折流板与反应管和热介质供应口的布局(layout)，对热介质的限定项目如物理性能和其流量(flow rate)。更具体地，通过采用动量守恒、质量守恒和热焓(enthalpy)守恒等的方程，计算确定热介质的流动方向和流动速度。在本发明中，采用CFX(由AEA Technology Plc制造)作为流体分析软件(fluidanalysis software)可以进行该分析。
因此，热介质的上述流体分析使得可探测到具有低的传热系数的热介质的部分。
另外，在本发明中，在使得热介质的传热系数为1000W/(m2·K)或更高的条件下进行气相催化氧化反应。特别是，为了使气体不从中泄漏，密封在传热系数小于1000W/(m2·K)的区域中的反应管，或通过在反应管中不填充催化剂而使反应不发生。或者，在这一区域不设置反应管。这可以防止在具有低传热系数的热介质的区域中的反应管内由过分升高的温度而引起的异常反应。
同样，使折流板和反应器主体之间的空隙或折流板和反应管之间的空隙较窄，或者提供盖板(patch)以减少从空隙中泄漏的热介质的量，所述折流板布置在有热介质流动的反应器的壳体侧。因此，热介质可以具有提高的传热系数。或者，可以通过增加热介质的流量或改变折流板的尺寸以消除热介质传热系数小于1000W/(m2.K)的区域而进行该气相催化氧化反应。
图1显示了用于本发明的气相催化氧化方法中的多管反应器的第一个
实施方式。
在多管反应器的壳体2中，分别通过将反应管固定在管板5a、5b上来布置反应管1a、1b和1c。作为反应原料气体进口的原料供应口和作为产物排出口的产物出口由参考标记4a和4b表示。但是，气体可以以任何方向流动。在反应器壳体的外周，设置了用于引入热介质的环状导管3a。由热介质循环泵7加压的热介质经环状导管3a向上流入反应器壳体并通过循环导管3b返回循环泵，同时流动方向被改变。这是因为交替地布置：各自的开孔在反应器壳体的中心部分附近的中空折流板6a，和使开孔形成在各个中空折流板6b和反应器壳体的外周之间而配置的中空折流板6b。部分吸收反应热的热介质经设置在循环泵7上部的排气管、用换热器(图中未示出)冷却，然后通过热介质供应管线8a再引入反应器中。通过响应于温度计14所指示的温度，控制从热介质供应管线8a引入的热介质的回流(reflux)流量或温度来控制热介质的温度。
尽管热介质的温度控制取决于所用催化剂的性能，但优选进行温度控制，使得在热介质供应管线8a中的热介质和热介质引出管线8b中的热介质之间的温差为1-10℃，优选2-6℃。
整流板(current plate)(图中未示出)优选设置在各环状导管3a和3b内的壳体板(shell plates)上以使圆周方向的热介质的流量分布最小化。多孔板或具有狭缝的板用作整流板。对流动进行整流使得多孔板的开孔区域或狭缝间距(split-spacing)可以被改变以使热介质在恒定流量下从整个周边引入。通过配置两个或多个温度计15可以观测到环状导管(3a，或优选和3b一起)内部的温度。
设置在反应壳体中的折流板的数目优选为3(2块6a型折流板和1块6b型折流板)或更多，但没有特别限定。在下文，将具有三块折流板的反应器(图1)作为实例进行说明。
折流板的存在防止了热介质向上流动，并使得相对于反应管的轴向，在横向上改变热介质的流动方向。因此，热介质从反应器壳体的外周汇集到中心部分，然后在折流板6a的开孔处转向外周，之后达壳体的外筒体(outer cylinder)。在折流板6b的外周热介质再次转向并汇集在中心部分，然后向上通过管板6a的开孔沿反应器壳体的上管板5a向外周流动，接着经环形导管3b循环至泵。
另外，折流板6a和6b有用于通过其放置反应管的孔，及防备反应器的热膨胀的折流板和壳体之间的空隙。因此，一定量的热介质可以通过这些孔和空隙产生侧流(side stream)。由于侧流不能有效帮助除去反应热，因此希望减少侧流。
温度计11安插在反应器中配置的反应管中，来自温度计11的信号可以传送到反应器的外部以记录在催化剂层中反应管轴向的温度分布。在反应管中安插了两个或多个温度计以测量在反应管轴方向中每个温度计通常3至20个点处的温度。
根据反应管和三块折流板的开孔之间的关系，即反应管和热介质的流动方向之间的关系，对于其布置可以将反应管分为三种类型。
反应管1a仅受到折流板6b的制约，但不受两块折流板6a的制约，因为反应管1a设置在折流板6a的开孔中。在流经反应管外部的热介质在反应器中心部分转向的区域中设置反应管1a。热介质的流动基本和反应管的轴向平行。反应管1b受到三块折流板6a、6b、6a的制约，在该区域设置的反应管最多。关于这些反应管，在反应管的整个区域中热介质的流动方向几乎垂直于反应管的轴向。反应管1c在反应器壳体外周附近并位于折流板6b的外周但不受折流板6b的制约。在反应管1c的中心部分，反应管1c在热介质转向处的区域内。因此在该区域，即反应管的中心部分，热介质平行于反应管的轴向流动。
图4显示了图1中的反应器的顶视图。反应器壳体的中心和边缘部分对应于由折流板6a和6b的开孔汇集热介质的区域，并在此设置反应管1a和1c。因此，该区域不仅使热介质的流动平行于各反应管的管轴，而且使热介质的流量极低。在该区域中，热介质的传热系数趋于很低。
至于本发明中所用的折流板，折流板6a在反应器壳体的中央部分的附近具有开孔。同样，折流板6b在外周和壳体的外筒体之间开孔。只要热介质可以在每个开孔转向、可以防止其中产生旁流(by-pass flow)并可改变流量，可以采用任何折流板，如图2所示的圆缺式非圆形折流板(segment-typenoncircular)和图3所示的盘型折流板。两种类型的折流板不会影响热介质流动方向和反应管管轴之间的关系。
特别是，作为普通折流板，盘形折流板比其它折流板使用更普遍。折流板6a的中心部分的开孔面积优选为反应器壳体截面积的5-50％，更优选为10-30％。在折流板6b和反应器壳体板2之间的开口区域的面积优选为反应器壳体截面积的5-50％，更优选为10-30％。如果折流板(6a和6b)的开孔率(opening ratio)太低，随着热介质的流道延长，环状导管(3a和3b)之间发生压力损失增加，导致热介质循环泵7所需的功率增加。如果折流板之间的开孔率太大，通常设置在热介质的传热系数趋于很低的区域中反应管(1a和1c)的数目增加。
在大多数情况下，所设置的折流板之间的距离(折流板6a和6b之间的距离及折流板6a和管板5a、5b之间的距离)彼此相等。但是，无需使它们相等。可以限定该距离以确保由反应管中产生的氧化反应热决定的所需的热介质流量，同时使热介质的压力损失最小化。此外，优选避免折流板的位置对应于温度峰值的位置，该温度峰值指在反应管中由催化剂层代表的温度分布中的最高温度。在靠近折流板表面的传热系数低，这是因为靠近折流板表面的热介质流速下降。因此，当折流板的位置对应于温度峰值的位置时，该位置的温度会进一步升高。
为了防止折流板的位置和温度峰值的位置一致，可以考虑采用上述的计算机模拟。
将水蒸汽和丙烯、丙烷、异丁烯、和/或(甲基)丙烯醛和含有分子氧的气体的混合气体作为原料气体引入本发明的多管反应器。
原料气体中丙烯、丙烷或异丁烯的浓度为3-15vol％。氧的浓度高达丙烯、丙烷或异丁烯的浓度的1.5至2.5摩尔倍，水蒸汽的浓度高达0.8至2摩尔倍。
引入的原料气体分开进入各个反应管1a、1b、1c等中，然后通过反应管以在每个反应管所包含的氧化催化剂下进行反应。
在本发明的气相催化氧化反应中待采用的催化剂，例如，用于丙烯、丙烷或异丁烯氧化的催化剂和用于(甲基)丙烯醛氧化的催化剂仅仅需要为通常所用的催化剂，并且其实例包括含有Mo、Bi、Sb等的催化剂体系。
优选在改变催化剂活性以防止产生热点和热点中的热积累之后，用催化剂填充反应管。有许多改变反应管中的催化剂活性的方法。具体地，这些方法包括采用不同类型的催化剂的方法和包括通过用惰性物质混合并稀释催化剂来调节催化剂活性的方法。例如，可以用具有高的惰性物质比例的催化剂填充反应管的原料进口部分，同时可以用具有低的惰性物质比例的催化剂或未稀释的催化剂填充反应管的出口部分。
另外，除了在单根反应管中改变催化剂的活性，可以改变每根反应管中的催化剂的活性。
应使所有反应管中的催化剂的稀释度彼此不同。例如，位于反应器壳体中心部分的反应管1a具有较高的峰值温度(在反应管催化剂层具有最高温度的部分)。为了避免该现象，惰性物质的比率可以比位于其它部分的其它反应管(1b、1c)高。因此，优选可改变每根反应管的催化剂的稀释度以将所有反应管的转化率调节至相同的水平。
对本发明所用的惰性物质没有特别限定，只要它是在反应条件下稳定并且与原料和产物不表现出反应活性的物质。具体地，该惰性物质可以是用作催化剂载体的物质，如氧化铝、碳化硅、二氧化硅、氧化锆和氧化钛。另外，和催化剂的情况中相同，对载体的形状没有特别限定。其形状可以是，例如球形、柱形、环形和不规则形状中的任意形状。此外，可以考虑反应管的直径和压差来确定载体的尺寸。
在大多数情况下，为硝酸盐混合物的硝石用作流至反应器壳体侧的热介质。此外，可以采用任意的有机流体—苯基醚类热介质。热介质流动除去来自反应管的反应热。然而，从引入热介质的环状导管3a引入反应器壳体的热介质具有热介质从反应器的外周流向中心部分的区域和热介质在中心部分转向的区域。当热介质的方向与反应管的管轴垂直时，传热系数通常为1,000-2,000W/(m2·K)。当硝石用作热介质时，传热系数可为100-300W/(m2·K)，尽管该值和流量、在流动与管轴不垂直时热介质的向上流动或向下流动有关。
另一方面，反应管中催化剂层的传热系数差不多为100W/(m2.K)，尽管该系数必定与原料气体的流量有关。当热介质的流动与反应管的管轴垂直时，反应管外面的热介质的传热系数高达管内催化剂层的传热系数的10至20倍。因此，热介质流量的改变对总传热系数施加了少许影响(这里，总传热系数指考虑各种条件包括反应管外的热介质的传热系数，反应管内催化剂层的传热系数、反应管的热导率和反应管的厚度而计算的传热系数)。然而，当热介质的流动和反应管的管轴平行时，反应管外部和内部的传热系数彼此几乎相等。这样，反应管外热介质的流体状态可能会强烈影响除热效率。即，当反应管外的热介质的传热系数为100W/(m2.K)时，热介质的总传热系数几乎是热介质的传热系数为1,000-2,000W/(m2.K)时的一半。管外热介质传热系数的下降对总传热系数施加了很大的影响。因此，虽然考虑了反应管的外部和内部的传热系数，但还应该研究进行气相催化氧化反应的条件。
本发明的多管反应器的反应管的内径优选为10-50mm，更优选20-30mm，尽管该内径受反应管内反应热的数量和催化剂的粒度影响。如果反应管的内径太小，填充的催化剂量下降。这样，对于所需要的催化剂量反应管的数量增加，导致反应器的尺寸增大。另一方面，如果反应管的内径太大，对于所需要的催化剂量反应管的表面积下降。因此，用于除去反应热的传热面积减少。
图5示出了具有由中间管板9分开的反应器壳体的多管反应器，并且采用该反应器的方法也包含在本发明的气相催化氧化方法中。不同的热介质通过各自分开的空间循环，在不同的温度下控制热介质的温度。原料气体可以从4a或4b引入。在反应器中从原料供应口引入的原料气体在反应管中连续反应。
在图5所示的多管反应器中，被中间管板9分开的反应器的上部和下部区域含有不同温度的热介质。因此，有一些不同的情况：
1)整根反应管填充相同的催化剂，同时分别使原料气体进口和出口部分在不同的温度下进行反应；
2)在原料气体进口部分填充催化剂，而在出口部分不填充催化剂使出口部分保留为空管，或者在出口部分填充没有反应活性的惰性材料，以快速冷却反应产物；
3)在原料气体进口和出口部分分别填充不同的催化剂，并且在进口和出口部分中间不填充催化剂使该部分保留为空管，或者用没有反应活性的惰性材料填充该部分，以快速冷却反应产物。
例如，可以从原料供应口将含有分子氧的气体和丙烯、丙烷或异丁烯的气体混合物引入本发明待采用的多管反应器(图5)中，以在用于早期阶段反应的前段部分首先生产(甲基)丙烯醛。然后在用于后段反应的第二阶段部分氧化(甲基)丙烯醛以生产(甲基)丙烯酸。在反应管中第一阶段部分和第二阶段部分分别具有不同的催化剂。在不同的温度下控制第一和第二阶段部分以在最佳条件下进行反应。在反应管的前段部分和后段部分中间的部分(中间管板位于该部分)优选填充不参与反应的惰性物质。
图6示出了中间管板的放大图。尽管在不同的温度下控制前段部分和后段部分，但当温差超过100℃时，从高温热介质到低温热介质的传热变得太大以至于不能被忽略，并且在低温下，反应温度的精确性趋于降低。在这种情况下，需要绝热以防止中间管板上方或下方的传热。图6示出了绝缘板的使用。优选通过在中间管板的上方或下方约10cm的位置安置两或三块热屏蔽板(heat shield plates)10，以形成充满热介质但没有流动的滞留空间(stagnant space)12来获得绝热效果。热屏蔽板10可以用例如隔离杆(spacerrod)13固定至中间管板9。
尽管图1和图5的箭头指示在反应器壳体中的热介质的流动方向为向上方向，但在本发明中流动方向可以为反方向。对热介质循环流动的方向的确定应该防止因热介质流动夹带气体，特别是惰性气体如氮气而引起的夹带现象，该惰性气体可存在于反应器壳体2和循环泵7的顶部。当热介质向上流动(图1)时，在循环泵7上部中气体的夹带可能引起气蚀现象，在最坏的情况下泵会破坏。当热介质向下流动时，在反应器壳体上部可能会发生气体夹带现象而在壳体上部的气相中形成滞留部分(retention part)。热介质不能冷却反应管的上部，气体滞留部分位于该反应管周围。
作为防止该气体滞留的预防方案，需要配置排气管线以用热介质替代气体层中的气体。为此，应通过升高在热介质供应管线8a中的热介质压力并将热介质排出管线8b放置得尽可能高来增加壳体中的压力。优选在至少高于管板5a的高度下安置热介质排出管线。
当采用图1所示的多管反应器作为多管反应器以用含分子氧的气体氧化丙烯、丙烷或异丁烯，并采用工艺气体向流动时，换句话说，当原料气体从4b进入且产物从4a离开时，在反应器产物出口4a附近的目标产物(甲基)丙烯醛的浓度很高。在这种情况下，工艺气体的温度因反应热也变得很高。因此，在这种情况下，优选在图1所示的反应器的4a之后设置换热器充分冷却工艺气体以防止(甲基)丙烯醛的自氧化反应(自分解反应)。
当采用图5所示的多管反应器和工艺气体向下流动时，换句话说，当原料气体从4b进入且产物从4a离开时，在第一阶段反应中反应终点的中间管板9附近目标产物(甲基)丙烯醛的浓度很高。因此，中间管板附近的工艺气体的温度因反应热也变得很高。当只在第一阶段(5a-6a-6b-6a-9)含有催化剂时，在第二阶段(9-5b)的反应管1a、1b和1c远离反应，并且用流动在壳体侧上的导管中的热介质将工艺气冷却下来，以防止(甲基)丙烯醛的自氧化反应。在这种情况下，反应管1a、1b和1c(9-5b)不填充催化剂而保留空出或者填充没有反应活性的固体材料。为了改善传热性能优选后者。
当用不同的催化剂填充图5所示的多管反应器的第一阶段(5a-6a-6b-6a-9)和第二阶段(9-6a`-6b`-6a`-5b)以在第一阶段从丙烯、丙烷或异丁烯生产(甲基)丙烯醛，及在第二阶段生产(甲基)丙烯酸，在第一阶段的催化剂层的温度高于第二阶段的催化剂层的温度。特别是，由于在第一阶段反应终点(6a-9)附近和在第二阶段的反应起点(9-6a`)附近的温度变高，优选在该部分不进行反应且用在壳体侧的导管中流动的热介质冷却工艺气，以防止(甲基)丙烯醛的自氧化反应。在这种情况下，在中间管板9附近(反应管1a、1b和1c的6a-9-6a′)安排没有催化剂的空出部分，或者该中间管板9附近用没有反应活性的固体材料填充。为了改善传热性能优选后者。
实施例
在下文，参考实施例具体描述本发明。不言而喻，本发明不仅仅限于这些实施例。
实施例1
为了准备进行丙烯的氧化反应，制备具有Mo(12)Bi(5)Ni(3)Co(2)Fe(0.4)Na(0.2)B(0.4)K(0.1)Si(24)O(x)(氧的组成x是根据每种金属的氧化态而确定的值)组成的催化剂粉作为前段催化剂。用该催化剂粉末成型外径为5mmΦ、内径为2mmΦ和高为4mm的环形催化剂，并使用。
采用图1所示的反应器，其中该反应器有内径为4500mmΦ的反应器壳体，该壳体含有由不锈钢制的12,000根反应管，每根反应管的长度为3.5m，内径为24mmΦ，外径为28mmΦ。
采用一种硝酸盐混合物的熔盐—硝石作为热介质并将其从反应器的底部供给。
热介质的温度指供给反应器的热介质的温度。在2,500m3/hr的热介质流量下运行反应器。
采用流体分析软件CFX4(AEA Technology Plc制造)，在各种条件如反应管的尺寸和布置、原料气体的流量和热介质的流量的基础上进行热介质的流体分析模拟。结果显示在反应器的中心部分存在传热系数为500-900W/(m2.K)的区域，及存在传热系数为1,000-1,600W/(m2·K)的其它部分。
在传热系数为500-900W/(m2·K)的区域中的每根反应管用金属盖封闭以防止气体流动。
余下的每根反应管用1.5L上述前段的催化剂填充。
在75kPa的表压下从反应器的顶部提供含有浓度为9vol％的丙烯的原料气体。通过安插在反应管的轴向中具有10个测量点的温度计测量反应管中的温度分布。特别是，最高温度是指峰值温度。
在330℃的热介质温度下操作一个星期，丙烯的转化率为92％，丙烯醛和丙烯酸的合并产率为92％，反应催化剂层中的峰值温度为385℃。
对比实施例1
将实施例1中具有500-900W/(m2.K)的低传热系数区域中的反应管的金属盖除去。除了该区域中的每根反应管也用1.5L如实施例1中所用的相同的前段催化剂填充以外，在和实施例1相同的条件下进行测试。
在75kPa的表压下从反应器的顶部提供含有浓度为9vol％的丙烯的原料气体。通过安插在反应管的轴向中具有10个测量点的温度计测量反应管中的温度分布。
在330℃的热介质温度下操作一个星期，丙烯的转化率为95％，丙烯醛和丙烯酸的合并产率为89％，在反应器的中心部分反应催化剂层中的峰值温度为430℃，其它部分为385℃。
工业实用性
根据本发明，通过在热介质的传热系数为1000W/(m2.K)或更高的条件下进行气相催化氧化，提供了采用多管反应器的气相催化氧化方法，该方法能够：有效除去反应热；防止热点形成；有效提供所需产品；及延长催化剂的寿命而不劣化催化活性。

Claims (2)

1.一种通过多管反应器用含分子氧的气体对待氧化的物质进行气相催化氧化的方法，所述多管反应器包括：配备有原料供应口和产物出口的圆柱形反应器壳体；多根环状导管，其配置在圆柱形反应器壳体周围并用来将热介质引入圆柱形反应器壳体或将热介质从中导出；用于将多根环状导管彼此连接的循环装置；多根反应管，其用反应器的多块管板限制且其中容纳有催化剂；以及多个折流板，其布置在反应管的纵向方向并用于改变引入反应器壳体的热介质方向，其中该方法包括：
在使热介质的传热系数为1000W/(m2·K)或更高的条件下进行气相催化氧化反应。
2.权利要求1所述的气相催化氧化的方法，其中该方法包括：
用分子氧氧化丙烯、丙烷或异丁烯以生产(甲基)丙烯醛；和/或用分子氧氧化(甲基)丙烯醛以生产(甲基)丙烯酸。
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