一種氣相法流化床在線催化劑切換方法，屬于氣相法流化床乙烯聚合技術領域。
背景技術：
齊魯塑料廠不同體系催化劑間的切換生產需要采用傳統(tǒng)的停車換床方法。在切換催化劑體系時需要停止整個生產線，來更換反應器中的樹脂。在更換后需要重新添加生產線的物料，同時也需要重新利用氮氣等惰性氣體進行吹掃脫除系統(tǒng)中的水、氧等雜質。這種每切換催化劑生產就需要重新啟動生產線的方法耗時長，物料能源消耗高。隨著市場對不同催化劑體系產品的需求變化，裝置的催化劑切換時有發(fā)生。這種切換效率低，損失嚴重的傳統(tǒng)方法急需優(yōu)化。
技術實現(xiàn)要素：
本發(fā)明要解決的技術問題是：克服現(xiàn)有技術的不足，提供一種切換效率高，損失小的氣相法流化床的在線催化劑切換方法。
本發(fā)明解決其技術問題所采用的技術方案是：該氣相法流化床在線催化劑切換方法，其特征在于，具體實施步驟為：
1）提前2~5天關閉反應系統(tǒng)氫氣進料；
2）停加第一種催化劑，并將催化劑加料器中的第一種催化劑返回儲罐；
3）用精制氮氣對催化劑輸送及返回管線、催化劑加料器進行脈沖式吹掃15~25min；
4）維持反應器原工藝條件，繼續(xù)消耗反應器床層中的第一種催化劑，隨著消耗的進行，負荷逐漸降低，直至反應器出現(xiàn)循環(huán)氣排放；
5）再使用氮氣置換反應器中的氫氣至250ppm以下；
6）向反應器中加入正常生產消耗量1/3以下的第二種催化劑建立反應；
7）逐漸提高第二種催化劑加入量，將反應維持在正常負荷的1/2以下，置換反應器床層；
8）確認料位表指示準確，并將料位控制提升至流化床直筒段頂部以利用床層中的樹脂顆粒沖刷擴大段；
9）反應器床層置換4個后，切換完成，提高催化劑加入量，轉入正常生產。
本發(fā)明中切換時停加第一種催化劑并將催化劑加料器中的第一種催化劑返回，回收大部分催化劑。用精制氮氣徹底吹掃整個催化劑加料及輸送系統(tǒng)后輸送新催化劑，避免殘留第一種催化劑對第二種催化劑的毒化。維持反應器原工藝條件以消耗床層中的第一種催化劑，可以提高殘留物料的利用率，加快殘留第一種催化劑的消耗。當反應器出現(xiàn)排放時，說明反應器床層中殘留的第一種催化劑基本耗盡。使用氮氣置換反應器中的氫氣至250ppm以下，選擇在此時置換，可以有效減少乙烯浪費和無用產物的產出；能夠在更短的時間內保證氫氣置換徹底。向反應器中少量加入第二種催化劑引發(fā)反應后，將反應維持在較低的負荷，置換床層。低負荷可以提高催化劑在床層中的停留時間，抵消催化劑切換過程中由于毒化而造成的活性下降，減少切換過程中細粉的產生。確認料位表指示準確，將料位控制提升至較高值吹掃擴大段，防止因切換過程中催化劑間的相互毒化導致的聚乙烯細粉貼壁引發(fā)結塊。置換四個床層，可以將反應器床層中第一種催化劑殘留以及切換過程中由于催化劑間的相互毒化而產生的細粉較多的樹脂從反應器中脫出。其中第一種催化劑為鉻系催化劑，第二種催化劑為茂金屬催化劑。
優(yōu)選的，步驟1）中提前3天關閉反應系統(tǒng)氫氣進料。3天為控制殘留氫氣的典型值，適合大部分反應系統(tǒng)的催化劑在線切換進行，具體的情況，提前時間主要取決于原組分中氫氣濃度，氫氣濃度越高，提前天數(shù)越多。
優(yōu)選的，步驟3）中所述的精制氮氣為水、氧含量在0.1ppm以下的氮氣。吹掃的氮氣保證水、氧含量在0.1ppm以下、吹掃更徹底，催化劑切換以后進入正常生產條件的時間越短。
優(yōu)選的，步驟3）中所述的脈沖式吹掃的氮氣氣壓為0.1~0.9MPa。脈沖吹掃，防止催化劑在系統(tǒng)死角中的停滯而增加殘留。
優(yōu)選的，步驟4）中所述的循環(huán)氣為乙烯、氮氣、丁烯、氫氣的混合氣體。
優(yōu)選的，步驟2）、4）中的第一種催化劑為鉻系催化劑；步驟6）、7）中的第二種催化劑為茂金屬催化劑。
優(yōu)選的，步驟5）中所述的氮氣為水、氧含量在1.0ppm以下的氮氣。吹掃的氮氣水、氧含量越低，置換更徹底，催化劑切換以后進去正常生產條件的時間更短。
優(yōu)選的，步驟6）中向反應器中加入正常生產消耗1/10~1/4量的第二種催化劑。
優(yōu)選的，步驟6）中將反應維持在正常負荷的2/5~1/2。第二種催化劑的起始加入量和反應維持的低負荷在此優(yōu)選情況下，既能提高催化劑在床層中的停留時間，提升催化劑活性，緩沖催化劑間的相互毒化，又保證以最高的效率完成兩種催化劑的在線切換。
優(yōu)選的，步驟3）中所述的脈沖式吹掃20min。保證吹掃徹底。
優(yōu)選的，步驟8）中所述的提高料位沖刷擴大段。保證切換過程中產生的細粉不在擴大段上積累結片甚至結塊。
與現(xiàn)有技術相比，本發(fā)明的一種氣相法流化床的在線催化劑切換方法所具有的有益效果是：用精制氮氣徹底吹掃整個催化劑加料及輸送系統(tǒng)后輸送第二種催化劑，降低殘留第一種催化劑對第二種催化劑的毒化。催化劑的切換過程中，減少乙烯浪費和無用產物的產出；在更短的時間內保證置換徹底。切換初期催化劑在床層中的停留時間長，抵消催化劑切換過程中由于毒化而造成的活性下降，減少了切換過程中細粉的產生。切換過程中催化劑間相互毒化被降低，聚乙烯細粉也被及時沖刷掉，沒有貼壁引發(fā)結塊。本技術無需停車換床而實現(xiàn)原催化劑與新催化劑間的切換，從而大幅提升切換效率，減少切換造成的物料能源損失。同時可以有效緩解上下游物料平衡壓力和裝置生產波動。大大減少乙烯、氮氣、蒸汽的消耗，且大大降低停工時間。
附圖說明
圖1是本發(fā)明的一種氣相法流化床在線催化劑切換方法的反應系統(tǒng)的結構示意圖。
其中：1、反應器 2、催化劑加料器 3、出料系統(tǒng) 4、壓縮機 5、冷卻器 6、丁烯/己烯進料口 7、氫氣進料口 8、乙烯進料口。
具體實施方式
圖1是本發(fā)明所用反應系統(tǒng)的最佳實施形式，下面結合附圖1對本發(fā)明做進一步說明。
參照附圖1：本發(fā)明的一種氣相法流化床在線催化劑切換方法的反應系統(tǒng)，包括反應器1、催化劑加料器2、出料系統(tǒng)3、壓縮機4和冷卻器5，冷卻器5、壓縮機4和反應器1首尾相連形成循環(huán)管路體系，反應器1的中下部連接催化劑加料器2，反應器1的底部連接出料系統(tǒng)3，反應器1和冷卻器5間的管路上開有丁烯/己烯進料口6、氫氣進料口7和乙烯進料口8。
下面通過具體實施例對本發(fā)明做進一步說明，其中實施例1為最佳實施例。
實施例1
對某乙烯生產體系進行鉻系催化劑與茂金屬催化劑的在線切換，實施步驟如下：
1）提前3天關閉反應系統(tǒng)氫氣進料口7的氫氣進料，慢慢消耗整個反應系統(tǒng)中的氫氣；
2）停加鉻系催化劑，并將催化劑加料器2中的鉻系催化劑收回；
3）用水、氧含量在0.1ppm以下的氣壓為0.7MPa精制氮氣對連接催化劑加料器2的催化劑輸送及返回管線、催化劑加料器2進行脈沖式吹掃20min；
4）維持反應器1原工藝條件，繼續(xù)消耗反應器1床層中的原鉻系催化劑，隨著消耗的進行，反應器1內負荷逐漸降低，直至負荷低至反應器1出現(xiàn)循環(huán)氣排放；
5）再使用水、氧含量在1.0ppm以下的低壓精制氮氣置換反應器1中的氫氣至250ppm以下后重新向反應器中引入乙烯、己烯，建立茂金屬催化劑反應所需工藝條件；
6）利用催化劑加料器2向反應器1中加入正常生產消耗1/10量的茂金屬催化劑，建立新的反應；
7）逐漸提高反應器1中茂金屬催化劑加入量，以將反應維持在反應系統(tǒng)正常負荷的2/5，置換反應器床層；
8）確認料位表指示準確，將反應器1內料位控制提升至流化床直筒段頂部以利用床層中的樹脂顆粒沖刷擴大段；
9）維持低負荷置換4個床層后提高反應器1中茂金屬催化劑加入量，將負荷提升至正常值，切換完成。
實施例2
對某乙烯生產體系進行鉻系催化劑與茂金屬催化劑的在線切換，實施步驟如下：
1）提前2~5天關閉反應系統(tǒng)氫氣進料口7的氫氣進料，慢慢消耗整個反應系統(tǒng)中的氫氣；
2）停加原催化劑，并將催化劑加料器2中的鉻系催化劑收回；
3）用水、氧含量在0.1ppm以下的氣壓為0.9MPa精制氮氣對連接反應器1和催化劑加料器2的催化劑輸送及返回管線、催化劑加料器2進行脈沖式吹掃15min；
4）維持反應器1原工藝條件，以殘留物料繼續(xù)消耗反應器1的催化劑床層中的原鉻系催化劑，隨著消耗的進行，反應器1內負荷逐漸降低，直至負荷低至反應器1出現(xiàn)循環(huán)氣排放；
5）再使用水、氧含量在0.1ppm以下的低壓精制氮氣置換反應器1中的氫氣至250ppm以下后重新向反應器中引入乙烯、己烯，建立茂金屬催化劑反應所需工藝條件；
6）利用催化劑加料器2向反應器1中加入正常生產消耗1/5下量的茂金屬催化劑，氫氣進料口7和乙烯進料口8開始加入物料，壓縮機4和冷卻器5啟動，反應系統(tǒng)建立新的反應；
7）逐漸提高反應器1中茂金屬催化劑加入量，以將反應維持在反應系統(tǒng)正常負荷的1/2的反應過程中置換反應器床層；
8）確認料位表指示準確，將反應器1內料位控制提升至流化床直筒段頂部以利用床層中的樹脂顆粒沖刷擴大段，確認料位表指示準確即切換完成；
9）反應器床層置換4個后，切換完成，提高催化劑加入量，轉入正常生產。
實施例3
對某乙烯生產體系進行鉻系催化劑與茂金屬催化劑的在線切換，實施步驟如下：
1）提前2~5天關閉反應系統(tǒng)氫氣進料口7的氫氣進料，慢慢消耗整個反應系統(tǒng)中的氫氣；
2）停加原催化劑，并將催化劑加料器2中的鉻系催化劑收回；
3）用水、氧含量在0.1ppm以下的氣壓為0.1MPa精制氮氣對連接反應器1和催化劑加料器2的催化劑輸送及返回管線、催化劑加料器2進行脈沖式吹掃25min；
4）維持反應器1原工藝條件，以殘留物料繼續(xù)消耗反應器1的催化劑床層中的原鉻系催化劑，隨著消耗的進行，反應器1內負荷逐漸降低，直至負荷低至反應器1出現(xiàn)循環(huán)氣排放；
5）再使用水、氧含量在0.1ppm以下的低壓精制氮氣置換反應器1中的氫氣至250ppm以下后重新向反應器中引入乙烯、己烯，建立茂金屬催化劑反應所需工藝條件；
6）利用催化劑加料器2向反應器1中加入正常生產消耗1/3量的茂金屬催化劑，氫氣進料口7和乙烯進料口8開始加入物料，壓縮機4和冷卻器5啟動，反應系統(tǒng)建立新的反應；
7）逐漸提高反應器1中茂金屬催化劑加入量，以將反應維持在反應系統(tǒng)正常負荷的1/3的反應過程中置換反應器床層；
8）確認料位表指示準確，將反應器1內料位控制提升至流化床直筒段頂部以利用床層中的樹脂顆粒沖刷擴大段，確認料位表指示準確即切換完成；
9）反應器床層置換4個后，切換完成，提高催化劑加入量，轉入正常生產。
對比例1
對實施例1中的乙烯生產體系進行傳統(tǒng)停車換床方法。
實施例1與對比例1相比，實施例1的在線切換催化劑的過程減少乙烯消耗25噸，減少氮氣消耗12.9萬標準立方米，減少蒸汽消耗107噸，減少停工時間71.67小時。
對比例2
基本實施工藝和步驟同上述實施例2相同，不同的是：在步驟6）中催化劑的起始加入量即為正常生產的催化劑量，步驟7中直接正常負荷運行。
實施例2與對比例2相比，實施例2的乙烯消耗少15噸，氮氣消耗少9.3萬標準立方米，蒸汽消耗少65噸。且對比例2中出現(xiàn)明顯的催化劑中毒現(xiàn)象。
以上所述，僅是本發(fā)明的較佳實施例而已，并非是對本發(fā)明作其它形式的限制，任何熟悉本專業(yè)的技術人員可能利用上述揭示的技術內容加以變更或改型為等同變化的等效實施例。但是凡是未脫離本發(fā)明技術方案內容，依據本發(fā)明的技術實質對以上實施例所作的任何簡單修改、等同變化與改型，仍屬于本發(fā)明技術方案的保護范圍。