氯乙烯合成的多段流化床反应器及方法

摘要

氯乙烯合成的多段流化床反应器及方法，属于化工工艺过程及设备技术领域。在流化床不同轴向高度处设置带孔气体分布板，将流化床分隔成两个或多个催化剂堆积区；将催化剂从催化剂入口(7)装入流化床(1)；由气体入口(2)通惰性气体使流化床(1)中的催化剂处于流化状态；由气体入口(2)和分布器(3)向流化床(1)中通入氯化氢与乙炔的混合气，乙炔和氯化氢经过所述催化剂堆积的地方后，几乎被完全转化为氯乙烯；催化剂失活后从流化床(1)底部出口(8)排出。本发明具有反应器断面生产通量大，操作弹性大，乙炔转化率高(大于99.0％)、产生氯乙烯的选择性高(大于99.0％)、产品纯度高、催化剂用量少、能耗低等优点。

权利要求

1.一种氯乙烯合成的多段流化床反应器，其特征在于，该反应器包括：

(a).一个流化床(1)；

(b).一个设置在流化床(1)底部的气体进入流化床的入口(2)以及设置在该入口上部的气体分布器(3)；气体进入流化床的入口(2)与气体分布器(3)均与流化床(1)的筒壁相连；

(c).一个设置在流化床(1)轴向高度中部以上的横向带孔气体分布板(4)，该横向带孔气体分布板(4)与流化床筒壁相连，将流化床在轴向上分为两段，分别形成两个催化剂密相反应区；

(d).一个设置与流化床(1)筒壁相连的、在流化床筒壁外部(或内部)的外(或内)催化剂溢流管(6)，所述外(或内)催化剂溢流管(6)与流化床(1)不同轴向高度上的催化剂密相区相通；

(e).一个设置在流化床(1)轴向高度中部以上的催化剂进入流化床的入口(7)，该入口与流化床(1)筒壁相连；和一个设置在流化床(1)底部的失活催化剂卸出流化床的出口(8)，该出口与流化床(1)筒体相连；

(f).一个设置在流化床(1)上部的的旋风分离器(9)；该旋风分离器与流化床(1)筒壁相连；

(g).数目与催化剂密相区数量对应的、分别设置在催化剂密相区中的换热管；换热管与流化床(1)筒壁相连；

(h).一个设置在流化床顶部的气体出流化床的出口(11)，该气体出流化床的出口(11)与旋风分离器相连；

所述气体分布器(3)与其上方的所述横向带孔气体分布板(4)间距为反应器直径的

1.5～10倍；

所述外(或内)催化剂溢流管(6)上部距该段中横向带孔气体分布板的距离为流化床直径的0.20～3倍，其下部距气体分布器(3)的距离为流化床(1)直径的0.05～0.70倍。

2.根据权利要求1所述的一种氯乙烯合成的多段流化床反应器，其特征在于，所述反应器包括多个横向带孔气体分布板，所述横向带孔气体分布板与流化床筒壁相连，将流化床在轴向上分为多段，分别形成多个催化剂密相反应区；所述多个横向带孔气体分布板，相邻的两个横向带孔气体分布板间距离为流化床直径的0.5～3倍。

3.根据权利要求1所述的一种氯乙烯合成的多段流化床反应器，其特征在于，该反应器包括多个设置与流化床(1)筒壁相连的、在流化床筒壁外部或内部的外(或内)催化剂溢流管，所述外(或内)催化剂溢流管与流化床(1)不同轴向高度上的催化剂密相区相通；

所述外(或内)催化剂溢流管上部距该段中横向带孔气体分布板的距离为流化床直径的

0.20～3倍，其下部距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05～0.70倍。

4.一种利用如权利要求1或2或3所述的一种氯乙烯合成的多段流化床反应器合成氯乙烯的方法，其特征在于，该方法包括如下步骤：

1)将气体的入口(2)、气体分布器(3)、横向带孔气体分布板、外(或内)催化剂溢流管、催化剂进入流化床的入口(7)、失活催化剂卸出流化床的出口(8)、旋风分离器(9)、换热管、气体出流化床的出口(11)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成完整的流化床(1)；

2)使用粒径为0.05～0.5mm的含氯化汞的催化剂；将催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)装入流化床(1)；催化剂颗粒从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，形成催化剂密相区；催化剂的静止装填高度为流化床直径的3～10倍；

3)将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进入流化床的入口(2)通惰性气体使流化床(1)中的催化剂处于流化状态，向换热管中通入高温换热介质，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃；

4)由气体进入流化床的入口(2)和分布器(3)向流化床(1)中通入氯化氢与乙炔的混合气，控制氯化氢与乙炔的摩尔比为1.01∶1～1.1∶1，流化床内的体积空速为20～

3 3

200Nm 乙炔/m 催化剂/小时；反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃；

5)催化剂被气体携带，向流化床上方运动，在横向带孔气体分布板上方堆积，形成催化剂密相区；

6)将换热管的加热介质切换为冷却介质，控制流化床中(1)催化剂堆积的地方的温度在110～175℃之间；

7)乙炔和氯化氢经过所述催化剂堆积的地方后，几乎被完全转化为氯乙烯；少量的乙炔与氯化氢与大量的氯乙烯气体，经过旋风分离器(9)从流化床的气体出流化床的出口(11)出流化床，进入后续的精制备工序；

8)横向带孔气体分布板上的催化剂高度超过该段中外(或内)催化剂溢流管上部高度时，由相对应的外(或内)催化剂溢流管返回所述的催化剂密相区；部分催化剂被气流携带，进入旋风分离器(9)，经过旋风分离器(9)的下部返回至所述催化剂密相区；

9)当催化剂失活后，从流化床(1)底部的失活催化剂卸出流化床的出口(8)排出，同时从催化剂进入流化床的入口(7)向流化床(1)中补加催化剂，保证过程连续运行。

5.根据权利要求4的一种利用如权利要求1或2或3所述的一种氯乙烯合成的多段流化床反应器合成氯乙烯的方法，其特征在于，所述高温换热介质为温度大于120℃的高温蒸汽、高温惰性气体或高温油中的任何一种或多种。

6.根据权利要求4的一种利用如权利要求1或2或3所述的一种氯乙烯合成的多段流化床反应器合成氯乙烯的方法，其特征在于，所述冷却介质为温度小于90℃的水、气体、油中的任何一种或多种。

说明书

氯乙烯合成的多段流化床反应器及方法

技术领域

[0001] 本发明涉及氯乙烯合成的多段流化床反应器及方法，是一种由氯化氢与乙炔反应制氯乙烯的设备及工艺方法，属于化工工艺过程及设备技术领域。

背景技术

[0002] 氯乙烯是制备聚氯乙烯的单体，是一类非常重要的化工中间体。随着聚氯乙烯材料在包装材料等领域的广泛应用，氯乙烯及聚氯乙烯的产量迅速提高，中国的年需求量约在800～1000万吨左右。

[0003] 目前工业化生产氯乙烯的方法有三种，即由乙炔、乙烯或乙烷分别与氯化氢反应制备氯乙烯。乙烯的来源主要为炼油工业，近年来由于原油价格迅速上升，导致乙烯的价格上升，虽然其制备技术成熟，但生产成本高居不下。乙烷的来源为天然的气田，受地域限制性强。而乙炔可由电石(由煤炭与钙的化合物而得)水解得到。在中国由于煤炭资源丰富，乙炔制备成本相对较低，所以在中国由乙炔法制备氯乙烯有较大的市场空间。

[0004] 乙炔法制备氯乙烯的原理是将氯化氢和乙炔加热到100℃左右，通入反应器，在负载型金属氯化物催化剂的作用下，在100～180℃下生成氯乙烯。

[0005] 该过程的关键是要求乙炔要尽可能被转化，这样氯乙烯的纯度才能提高，后序的乙炔回收负荷减轻。在工业上常要求乙炔的转化率大于99％。在工业上常利用固定床反应器进行上述反应，由于固定床中的颗粒尺寸大于3毫米，在此放热反应下，颗粒内部的温度常高于气体主体温度。同时固定床的换热能力低，常导致热点产生。由于催化剂中含有低于20％的金属氯化物，而金属氯化物沸点低，易升华，上述两个特点对于保持催化剂的热稳定性不利，从而实际的催化剂能够承受的空速较低。同时，固定床中催化剂紧密，床层压降高，不能以高气速操作，这个缺点使单台固定床的生产能力受到很大制约。

[0006] 为了改变上述缺点，曾有报道采用流化床接固定床的方法来制备氯乙烯。一方面利用流化床中颗粒小，催化剂活性高，传热系数高易使温度均匀的特点，使乙炔大部分转化。另一方面再利用固定床反应器使乙炔的转化率提高。但在该工艺中，由于过程的气速或压降仍受固定床的限制，其生产强度仍不及单一的流化床。同时，在当时流化床的放大技术不完善，在流化床中的乙炔转化率仅达到74％左右，使后接的固定床的负荷比较重。同时上述结构比较复杂，二者的协调控制有一定难度。

发明内容

[0007] 本发明的目的是针对现有固定床技术所制备氯乙烯时反应器生产强度过低与温度控制不良的不足以及现有流化床技术无法单独满足乙炔深度转化的不足，提供一种采用多段流化床反应器的氯化氢与乙炔反应制氯乙烯的装置及方法，在一个流化床反应器中达到高效转化乙炔的目的。具有反应器生产强度高，操作弹性大，乙炔转化率高，生成氯乙烯的选择性高，催化剂用量少，催化剂寿命长，投资少，能耗低等优点。

[0008] 本发明的技术方案如下：

[0009] 1.一种氯乙烯合成的多段流化床反应器，该反应器包括：

[0010] (a).一个流化床(1)；

[0011] (b).一个设置在流化床(1)底部的气体进入流化床的入口(2)以及设置在该入口上部的气体分布器(3)；

[0012] (c).一个设置在流化床(1)轴向高度中部上的一个或多个横向的带孔气体分布板(一个时以4表示，多个横向的带孔气体分布板时以4a，4b，4c等表示)，该分布板与流化床筒壁相连，将流化床在轴向上分为两段或多段，分别形成两个或多个催化剂密相区(一个时以5表示，多个催化剂密相区时分别以5a，5b，5c等表示)；

[0013] (d).一个或多个设置与流化床(1)筒壁相连的、在流化床筒壁外部(或内部)的外(或内)催化剂溢流管(一个时以6表示，多个外(或内)催化剂溢流管时以6a，6b，6c等表示)，该装置与流化床(1)不同轴向高度上的催化剂密相区(一个时以5表示，多个催化剂密相区时分别以5a，5b，5c等表示)相通。

[0014] (e).一个设置在流化床(1)轴向高度中部以上的催化剂进入流化床的入口(7)，该入口与流化床(1)筒壁相连；和一个设置在流化床(1)底部的失活催化剂卸出流化床的出口(8)，该出口与流化床(1)筒体相连；

[0015] (f).一个设置在流化床(1)上部的的旋风分离器(9)；该旋风分离器与流化床(1)筒壁相连。

[0016] (g).一个或多个与催化剂密相区(一个时以5表示，多个催化剂密相区时分别以5a，5b，5c等表示)数量对应的、分别设置在催化剂密相区中的换热管(一个时以10表示，多个换热管时分别以10a，10b，10c等表示)。换热管与流化床(1)筒壁相连；

[0017] (h).一个设置在流化床顶部的气体出流化床的出口(11)，该出口与旋风分离器相连。

[0018] 为了保证流化床中能够形成多个催化剂密相区及保证乙炔的转化效果，本发明使用一个或多个横向带孔的气体分布板(一个时以4表示，多个横向的带孔气体分布板时以4a，4b，4c等表示)。该结构固定在流化床的不同轴向高度的位置上，在流化床中形成两个或多个催化剂密相区(一个时以5表示，多个催化剂密相区时分别以5a，5b，5c等表示)。
该结构既允许催化剂在其上面堆集，又允许气体通过。

[0019] 为了保证催化剂密相区(5)可有较多的催化剂存在，且有设置换热器的空间，本发明中气体分布器(3)与横向带孔气体分布板间(4)的距离，应为流化床直径的1.5～10倍。

[0020] 为了保证催化剂密相区(5)上方的第二(5a)或第三(5b)甚至更多的催化剂密相区可有较多的催化剂存在，且有设置换热器的空间，本发明中不同的但相邻的横向带孔气体分布板间(如4a与4b，4b与4c等)的距离，应为流化床直径的0.5～3倍。

[0021] 为了防止催化剂密相区(5)上方的第二(5a)或第三(5b)甚至更多的催化剂密相区中的催化剂过多或过少，造成不稳定操作或转化率降低。本发明中溢流管(一个时以6表示，多个外(或内)催化剂溢流管时以6a，6b，6c等表示)上部，距离该段中的横向带孔气体分布板的高度，应为流化床直径的0.2～3倍。

[0022] 为了防止固体颗粒从溢流管返回催化剂密相区(5)的同时，造成气体从溢流管中短路，而导致乙炔转化率降低。本发明中溢流管下部距气体分布器(3)的距离应为流化床直径的0.05～0.7倍。

[0023] 本发明提供了一种氯化氢与乙炔反应制备氯乙烯的方法，该方法包括如下步骤：

[0024] 1)将气体进入流化床的入口(2)、气体分布器(3)、横向带孔气体分布板(4)(多个横向带孔气体分布板时分别用4a，4b，4c...表示)、外(或内)催化剂溢流管(6)(多个外(或内)催化剂溢流管时分别用6a，6b，6c...表示)、催化剂进入流化床的入口(7)、失活催化剂卸出流化床的出口(8)、固分离装置(9)、换热管(10)(多个换热管时分别用10a，10b，10c...表示)与气体出流化床的出口(11)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成完整的流化床(1)；

[0025] 2)使用粒径为0.05～0.5mm的含氯化汞的催化剂，将催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床(1)；为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)通入氮气或空气；在流量较小的氮气或空气的松动下，催化剂颗粒从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，形成催化剂密相区；催化剂的静止装填高度为流化床直径的3～10倍；

[0026] 3)将催化剂全部装入流化床(1)后，由气体进入流化床的入口(2)通惰性气体(氮气)使流化床(1)中的催化剂处于流化状态，向换热管(10)中通入高温换热介质(高温水，高温蒸汽，高温惰性气体或高温油，温度大于120℃)，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃；

[0027] 4)由气体进入流化床的入口(2)和分布器(3)向流化床(1)中通入氯化氢与乙炔的混合气，控制氯化氢与乙炔的摩尔比为1.01∶1～1.1∶1，流化床内的体积空速为20～200Nm3乙炔/m3催化剂/小时(省略为小时-1)。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃。

[0028] 5)催化剂被气体携带，向流化床上方运动，在横向带孔气体分布板上方堆积，形成催化剂密相区；

[0029] 6)将换热管的加热介质切换为冷却介质，冷却介质为温度较低的水，气体或油，控制流化床中(1)催化剂堆积的地方(以下简称催化剂密相区)的温度在110～175℃之间；

[0030] 7)乙炔和氯化氢经过催化剂密相区后，几乎被完全转化为氯乙烯；少量的乙炔与氯化氢与大量的氯乙烯气体，经过旋风分离器(9)从流化床的气体出流化床的出口(11)出流化床，进入后续的分离装置；

[0031] 8)横向带孔气体分布板上的催化剂高度超过该段中外(或内)催化剂溢流管上部高度时，由相对应的外(或内)催化剂溢流管返回催化剂密相区(5)；部分催化剂被气流携带，进入旋风分离器(9)，经过旋风分离器(9)的下部返回至催化剂密相区(5)；

[0032] 9)当催化剂失活后，从流化床(1)底部的出口(8)排出；同时从催化剂进入流化床的入口(7)向流化床(1)中补加催化剂，保证过程连续运行。

[0033] 本发明提供的氯化氢和乙炔反应制氯乙烯的方法，其反应器是在流化床轴向高度的中部或上部设置一个或多个横向的带孔气体分布板，从而在轴向将反应器分成的两段或多段的流化床反应器。该反应器轴向高度上存在两个或多个催化剂密相区，由于限制了第一催化剂密相区与第二或第三(或更多)催化剂密相区间气体的轴向返混，使气体的流动状态更接近于平推流形式，有利于提高乙炔转化率。同时设置在不同催化剂密相区的换热器，可控制不同催化剂密相区采用不同的反应温度进行操作。

[0034] 并且本发明与现有技术相比，具有以下优点及有益效果：

[0035] 与目前固定床中广泛使用的大颗粒催化剂(直径为3～5mm)相比，本发明中催化剂的颗粒的平均直径仅为0.05～0.5mm，不存在颗粒内部超温现象，可抑制催化剂上的氯化汞等组份的流失，可将催化剂的寿命提高至固定床中催化剂的2～3倍。同时由于小颗粒的催化剂基本不存在孔内扩散阻力，催化剂活性高，催化剂与反应气的接触效果好。在保证乙炔转化率不变的前提下，可将乙炔空速提高至固定床中乙炔空速的3～5倍。

[0036] 与传统的固定床反应器相比，达到与固定床相同的转化效果与生产能力时，使用本发明的多段流化床反应器和工艺可以大大降低催化剂的用量，约节省催化剂50％～100％，投资费用少。

[0037] 与固定床反应器相比，传热能力高500～1000倍，在相同换热面积的前提下，本发明的多段流化床反应器断面的生产能力比固定床提高30％～500％。在保证总体生产不变的前提下，可大幅度减少反应器的个数，减少了操作仪表及控制费用。

[0038] 在一个反应器中实现了相当于两个或多个全混流型式反应器操作的情况。由于本发明中的横向带孔气体分布板的压降低，催化剂床层的整体压降减小。在同样压力与气体流量的情况下，与固定床反应器或与一个流化床反应器与一个固定床串联的结构相比，本发明中的多段流化床反应器由于压降小而可升高气速，处理能力大，同时可实现乙炔的深度转化。同时增加了气体压缩机操作的安全性，可保证过程的长周期稳定操作。

[0039] 在两个或多个催化剂密相区设置独立的换热器，可允许两个或多个催化剂密相区以不同的温度进行操作。控制第一催化剂密相区以较高温度操作，可以有效提高乙炔在第一催化剂密相区的转化率。然后在第二或第三催化剂密相区采用低温操作，即可有效转化乙炔。同时可根据不同催化剂密相区催化剂的状态，调节温度操作范围，工艺的操作弹性增加。

[0040] 当多个催化剂密相区中的换热器的温度不同时，可副产不同等级的蒸汽，增加了蒸汽用途和灵活性。

[0041] 本发明具有反应器断面生产通量大，操作弹性大，乙炔转化率高(大于99.0％)、产生氯乙烯的选择性高(大于99.0％)、产品纯度高、催化剂用量少、能耗低等优点。

附图说明

[0042] 图1为本发明提供的氯乙烯合成的两段流化床反应器的示意图(含一个外催化剂溢流管)。

[0043] 图2为本发明提供的氯乙烯合成的三段流化床反应器的示意图(含一个外催化剂溢流管和一个内催化剂溢流管)

[0044] 图3为本发明提供的氯乙烯合成的四段流化床反应器的示意图(含三个外催化剂溢流管)。

[0045] 图中：1.流化床；2.气体进入流化床的入口；3.气体分布器；4.横向带孔气体分布板，4a，4b...，指多个这样的横向带孔气体分布板；5.催化剂密相区，5a，5b，5c...，指多个这样的催化剂密相区；6.外(或内)催化剂溢流管，6a，6b...，指多个这样的外(或内)催化剂溢流管；7.催化剂进入流化床的入口；8.失活催化剂卸出流化床的出口；9.旋风分离器；10.换热管，10a，10b，10c...，指多个这样的换热管；11.气体出流化床的出口。

具体实施方式

[0046] 下面结合附图和具体实施例来说明本发明。

[0047] 实施例1：

[0048] 将气体进入流化床的入口(2)、气体分布器(3)、换热管(10)、横向带孔气体分布板(4)、换热管(10a)、外催化剂溢流管(6)、催化剂进入流化床的入口(7)、失活催化剂卸出流化床的出口(8)、旋风分离器(9)与气体出流化床的出口(11)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成完整的两段流化床(1)。如图1所示，图1为本发明提供的氯乙烯合成的两段流化床反应器的示意图(含一个外催化剂溢流管)，其中，气体分布器(3)与横向带孔气体分布板(4)间的距离为流化床直径的10倍。外催化剂溢流管(6)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05倍。外催化剂溢流管(6)上方距横向气体分布器(4)的距离为流化床直径的1倍。

[0049] 使用粒度为0.3mm的含氯化汞的催化剂，将催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，形成催化剂密相区(5)。将催化剂全部装入流化床(1)后，催化剂的装填高度是流化床(1)直径的10倍。由气体进入流化床的入口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(10)中通入温度大于120℃的饱和水，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃。然后由气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃。在此过程中将换热管(10)中的换热介质切换为温度小于90℃的饱和水，控制冷却水的流量，使催化剂密相区(5)的温度在130℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.01，乙炔体积空速为20小时～1。催化剂被气体携带穿过横向带孔气体分布板(4)，在其上部形成催化剂密相区(5a)，向换热管(10a)中通入温度小于90℃的饱和水，控制催化剂密相区(5a)的温度为110℃.气体经过催化剂密相区(5a)后，乙炔转化率为99.20％，氯乙烯选择性为99.20％。

[0050] 气体经过旋风分离器(9)与流化床(1)的气体出流化床的出口(11)进入后续精制工序。横向带孔气体分布板(4)上的催化剂高度超过相对应的外催化剂溢流管(6)上部高度时，催化剂经外催化剂溢流管(6)返回催化剂密相区(5)。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(9)，经其料腿返回催化剂密相区(5)。

[0051] 失活后的催化剂由失活催化剂卸出流化床的出口(8)卸出，同时可从催化剂进入流化床的入口(7)补加新鲜催化剂。

[0052] 实施例2：

[0053] 将气体进入流化床的入口(2)、气体分布器(3)、换热管(10)、横向带孔气体分布板(4)、换热管(10a)、外催化剂溢流管(6)、横向带孔气体分布板(4a)、内催化剂溢流管(6a)、换热管(10b)、催化剂进入流化床的入口(7)、失活催化剂卸出流化床的出口(8)、旋风分离器(9)与气体出流化床的出口(11)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成完整的三段流化床(1)，如图2所示，图2为本发明提供的氯乙烯合成的三段流化床反应器的示意图(含一个外催化剂溢流管和一个内催化剂溢流管)，其中，气体分布器(3)与横向带孔气体分布板(4)间的距离为流化床直径的1倍。横向带孔气体分布板(4与4a)间的距离为流化床直径的3倍。外催化剂溢流管(6)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05倍。外催化剂溢流管(6)上方距横向气体分布器(4)的距离为流化床直径的3倍。内催化剂溢流管(6a)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05倍。内催化剂溢流管(6)上方距横向气体分布器(4a)的距离为流化床直径的0.5倍。

[0054] 使用粒度为0.5mm的含氯化汞的催化剂，将催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，形成催化剂密相区(5)。将催化剂全部装入流化床(1)后，催化剂的装填高度是流化床(1)直径的3倍。由气体进入流化床的入口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(10)中通入温度大于120℃的饱和水蒸汽，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃。然后由气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃。在此过程中将换热管(10)中的换热介质切换为温度小于90℃的饱和水，控制冷却水的流量，使催化剂密相区(5)的温度在175℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.05，乙炔体积空速为50小时～1。催化剂被气体携带穿过横向带孔气体分布板(4)，在其上部形成催化剂密相区(5a)，向换热管(10a)中通入温度小于90℃的换热油，控制催化剂密相区(5a)的温度为130℃.催化剂被气体携带继续穿过横向带孔气体分布板(4a)，在其上部形成催化剂密相区(5b)，向换热管(10b)中通入温度小于90℃的气体，控制催化剂密相区(5b)的温度为110℃.气体经过催化剂密相区(5b)后，乙炔转化率为99.60％，氯乙烯选择性为99.40％。

[0055] 气体经过旋风分离器(9)与流化床(1)的气体出流化床的出口(11)进入后续精制工序。横向带孔气体分布板(4，4a)上的催化剂高度超过相对应的溢流管(6，6a)上部高度时，催化剂经相对应的溢流管(6，6a)返回催化剂密相区(5)。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(9)，经其料腿返回催化剂密相区(5)。

[0056] 失活后的催化剂由失活催化剂卸出流化床的出口(8)卸出，同时可从催化剂进入流化床的入口(7)补加新鲜催化剂。

[0057] 实施例3：

[0058] 将气体进入流化床的入口(2)、气体分布器(3)、换热管(10)、横向带孔气体分布板(4)、换热管(10a)、外催化剂溢流管(6)、横向带孔气体分布板(4a)、外催化剂溢流管(6a)、换热管(10b)、横向带孔气体分布板(4b)、外催化剂溢流管(6b)、换热管(10c)、催化剂进入流化床的入口(7)、失活催化剂卸出流化床的出口(8)、旋风分离器(9)与气体出流化床的出口(11)依次与流化床(1)的筒壁相连，构成完整的四段流化床(1)，如图3所示，图3为本发明提供的氯乙烯合成的四段流化床反应器的示意图(含三个外催化剂溢流管)，其中，气体分布器(3)与横向带孔气体分布板(4)间的距离为流化床直径的1.5倍。横向带孔气体分布板(4与4a)间的距离为流化床直径的1倍。横向带孔气体分布板(4a与4b)间的距离为流化床直径的0.5倍。外催化剂溢流管(6)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05倍。外催化剂溢流管(6)上方距横向气体分布器(4)的距离为流化床直径的0.7倍。外催化剂溢流管(6a)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.05倍。外催化剂溢流管(6a)上方距横向气体分布器(4a)的距离为流化床直径的0.3倍。外催化剂溢流管(6b)下方距气体分布器(3)的距离为流化床直径的0.07倍。外催化剂溢流管(6b)上方距横向气体分布器(4b)的距离为流化床直径的0.7倍。

[0059] 使用粒度为0.05mm的含氯化汞的催化剂，将催化剂从催化剂进入流化床的入口(7)装入流化床(1)。为了使催化剂不堵塞气体分布器(3)，加催化剂时由流化床底部气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)通入氮气。在流量较小的氮气的松动作用下，催化剂颗粒从催化剂进入流化床的入口(7)进入流化床，堆积在流化床(1)中气体分布器(3)上方的区域，形成催化剂密相区(5)。将催化剂全部装入流化床(1)后，催化剂的装填高度是流化床(1)直径的7倍。由气体进入流化床的入口(2)通氮气使流化床(1)中的催化剂处于流化状态。向换热管(10)中通入温度大于120℃的加热油，使流化床(1)中的温度逐渐升高至100～120℃。然后由气体进入流化床的入口(2)经气体分布器(3)逐渐通入氯化氢与乙炔。反应放出热量，流化床(1)中温度逐渐升高至110～175℃。在此过程中将换热管(10)中的换热介质切换为温度小于90℃的饱和水，控制冷却水的流量，使催化剂密相区(5)的温度在175℃。控制氯化氢与乙炔的比例为1.1，乙炔体积空速为200小时～1。催化剂被气体携带穿过横向带孔气体分布板(4)，在其上部形成催化剂密相区(5a)，向换热管(10a)中通入温度小于90℃的冷却油，控制催化剂密相区(5a)的温度为150℃。催化剂被气体携带继续穿过横向带孔气体分布板(4a)，在其上部形成催化剂密相区(5b)，向换热管(10b)中通入温度小于90℃的气体，控制催化剂密相区(5b)的温度为130℃。催化剂被气体携带继续穿过横向带孔气体分布板(4b)，在其上部形成催化剂密相区(5c)，向换热管(10c)中通入温度小于90℃的气体，控制催化剂密相区(5c)的温度为110℃。气体经过催化剂密相区(5c)后，乙炔转化率为99.90％，氯乙烯选择性为99.60％。

[0060] 气体经过旋风分离器(9)与流化床(1)的气体出流化床的出口(11)进入后续精制工序。横向带孔气体分布板(4，4a，4b)上的催化剂高度超过相对应的外催化剂溢流管(6，6a，6b)上部高度时，催化剂经相对应的外催化剂溢流管(6，6a，6b)返回催化剂密相区(5)。部分催化剂被气体携带进入旋风分离器(9)，经其料腿返回催化剂密相区(5)。

[0061] 失活后的催化剂由失活催化剂卸出流化床的出口(8)卸出，同时可从催化剂进入流化床的入口(7)补加新鲜催化剂。

[0062] 本发明反应器断面生产通量大，操作弹性大，乙炔转化率高、产生氯乙烯的选择性高、产品纯度高、催化剂用量少、能耗低。