在热解反应器系统中将烃原料热解的方法

技术领域

[0001]本发明涉及使用再生式热解反应器转化烃。本发明涉及在 再生式热解反应器中将存在于含非挥发性物的烃原料中的烃裂化的方 法。在所述烃经历热解之前从所述原料中除去非挥发性物。更具体地 说，本发明涉及进入再生式热解反应器系统或多个这样的热解反应器 系统的含非挥发性物的原料的质量改进的方法和设备。

背景技术

[0002]常规蒸汽裂化炉认为是将含大比例挥发性烃，例如乙烷、 瓦斯油和石脑油的高质量原料裂化的有效工具。类似地，再生式热解 反应器也是已知的并通常用于转化或裂解和进行循环的、高温化学过 程例如可以在比常规蒸汽裂化炉中可以合适进行的温度更高的温度下 进行的那些反应。再生式反应器循环通常是对称的(在两个方向中的化 学过程和反应均相同)或不对称的(在循环中化学过程或反应随步骤而 改变)。对称的循环通常用于进行相对温和的放热化学过程，例如再生 式热氧化(″RTO，regenerative thermal oxidation″)和自热重整 (″ATR，autothermal reforming″)。不对称的循环通常用于进行吸热 化学过程，并且希望的吸热化学过程与不同的放热化学过程(通常为燃 烧)配对，以便为吸热反应提供反应热。不对称的循环的实例是伍尔夫 (Wulff)裂化、变压重整及其它再生式热解反应器方法。再生式热解反 应器在本领域中一般认为能够将烃转化或裂化。然而，它们还没有达 到烃转化的商业应用或普遍应用，这至少部分地归因于它们还没有成 功地适应经济规模的事实。这种失败在商业上至少在很大程度上归因 于设备不能充分地控制和应对非常高的温度和在该方法的再生或加热 阶段过程中结合燃料和氧化剂的方式。这种缺陷导致以商业规模的热 降解。高温难以维持和容忍延长的时期并导致过早设备故障。2006年 12月21日在USPTO提交的标题为″Methane Conversion to Higher Hydrocarbons″的美国专利申请号11/643,541中提出了一种解决方 案，该申请主要涉及热解系统的甲烷原料，利用创造性推迟的燃烧过 程。

[0003]如同蒸汽裂化炉一样，再生式热解反应器也非常适合用于 基本上不含非挥发性组分，例如金属及其它残留或不可挥发组分的挥 发或可挥发的原料，不然这些非挥发性组分将作为灰分下沉并积聚在 反应器中。热解反应器通常在比蒸汽裂化炉更高的温度下运转。非挥 发性物可以广泛地限定为是指任何残油、金属、矿物质、灰分形成物、 沥青质(asphaltenic)、焦油、焦炭或其它组分，或原料内在所选的沸 点或温度以下不会气化并在热解期间或之后可能在反应器系统内留下 不希望的残渣或灰分的污染物。最值得关注的非挥发性组分是作为灰 分沉积在反应器系统内并不能通过再生容易除去的那些组分。许多烃 焦炭组分可以仅在热解反应器系统中通常应用的高温下燃烧离开所述 床并因此往往与一些其它残留组分相比不太受关注。一些非挥发性原 料组分，例如金属和/或矿物质可能留下灰分组分，之后该灰分组分甚 至在高的再生温度下也难以从反应器除去。

[0004]通常，再生式反应器包括反应器床或区(通常包含某种类 型的耐火材料)，其中反应在反应器系统内进行。常规再生式反应器通 常将燃料流、氧化剂、或补充用量的这些反应物中的一种，直接递送 到位于反应器床的流路内某处的位置。然后使该递送的反应物在其中 进行放热反应并加热反应器介质或床。此后，排出反应过的反应物并 将热解原料，例如烃原料料流(优选气化的)引入所述介质或床的受热 区域，并暴露于受热介质以引起反应器原料加热和热解成热解的反应 器原料。然后从反应器的反应区取出该热解的反应器原料并骤冷或冷 却，例如在反应器系统的骤冷区域中骤冷或冷却，以使热解反应停止 并产生热解产物。

[0005]然而，如同蒸汽裂化一样，使用较低成本的原料例如，作 为非限制性实例，原油、重质馏分、受污染的石脑油和冷凝物和常压 残油作为再生式热解反应器的原料可以有利于经济状况。令人遗憾地， 这些经济方面有利的原料通常含有不希望量的非挥发性组分并且至今 仍不可接受作为再生式反应器原料。非挥发性物经由材料例如灰分、 金属和/或焦炭的沉积导致反应器结垢。再生式热解反应器不具有加工 这些另外经济方面裂化有利的原料的灵活性，因为，虽然通常可以烧 掉焦炭，但是灰分和金属在反应器内的沉积物或积累物不能容易地燃 烧或除去。非挥发性物在特定原料内的临界浓度可以依赖于变量例如 预期的工艺、原料条件或类型、反应器设计、工作参数等改变。一般 而言，进入反应器的原料料流的超过2ppmw(ppm wt)的非挥发性物浓 度(例如，灰分、金属、残油等)将引起热解反应器中显著结垢。一些 经济上合乎需要的较低成本原料可以含有至多10wt％非挥发性物，而 还有的其它原料可以含有远远超过10wt％非挥发性物。因为当加热到 大于大约600°F(315℃)(在氧化环境中)时非挥发性物不气化，而是分 解以形成灰分、金属、焦油和/或焦炭，所以在缺陷原料中存在的非挥 发性物作为结垢剂在热解反应器的反应段中下沉或积聚，这提高经过 反应器的压降并导致堵塞和降低的效率。一般而言，在反应器原料中 仅可以容许低水平的非挥发性物(例如，＜2ppmw，优选＜1ppmw)或更 具体地说低水平的灰分(通过ASTM D482-03或ISO 6245：2001测量)。 一般根据ASTM D6560测定非挥发性物。

[0006]已经采用各种技术处理石油烃原料以除去其中包含的非 挥发性物以提供适合于常规蒸汽裂化炉原料的成本有利的原料。这些 方法有助于改进用于常规蒸汽裂化的包含非挥发性物的烃原料的质 量。然而，大多数情况下，这些方法受困于操作条件限制、用于改型 的空间限制、高的投资成本和高的操作成本，这归因于所使用的加工 步骤、所要求的设备的高投资费用和/或从原料除去的非挥发性物的量 方面不能满意的降低限制。例如，用加工低成本原料所必要的所有设 备装备蒸汽裂化联合装置(complex)中若干蒸汽裂化炉中的每一个以 提供进入每个蒸汽裂化炉的裂化段的可接受、不含非挥发性物的原料 可能是相当昂贵的。再生式热解反应器联合装置中存在类似且甚至放 大的问题，这归因于它们的原料质量要求和提高的温度苛刻度。

[0007]本发明提供改进含非挥发性物的烃原料的质量以使此种 原料适合用作再生式热解反应器系统的原料料流的革命性方法。本发 明提供在原料经历再生式热解反应器中的热解之前从该原料中除去灰 分形成非挥发性物的商业上有用且成本有效的技术。

发明内容

发明概述

[0008]本发明涉及烃的热解并且在一个实施方案中包括在再生 式热解反应器系统中减少由于将含非挥发性物的烃原料热解引起的灰 分形成的方法。在一个方面中，本发明方法包括在再生式热解反应器 系统中将含非挥发性物的烃原料热解并从此种方法中减少灰分形成的 方法，该方法包括：(a)在再生式热解反应器系统的上游将含非挥发性 物的烃原料加热到足以形成气相和含非挥发性物的液相的温度；(b) 将所述气相与所述液相分离；(c)将所述经分离的气相的至少一部分转 移至或供给所述再生式热解反应器系统；和(d)在所述再生式热解反应 器系统中将所述经分离的气相的至少一部分转化(例如，裂化)以形成 热解产物。优选地，当将经分离的气相供给反应器系统时，此种气相 基本上不含非挥发性物。此外，所述再生式反应器系统是反流(reverse flow)类型的再生式反应器系统可能是优选的。在另一个实施方案中， 所述热解反应器系统包括至少两个热解反应器系统并且在这些热解反 应器系统的至少两个中将经分离的蒸气裂化。将经分离的蒸气转移至 反应器系统并在其中裂化，优选通过将蒸气以并流(例如，基本上同时) 供给所述至少两个反应器系统而基本上同时在该至少两个反应器系统 中裂化。

[0009]在另一个实施方案中，本发明包括以下步骤：将稀释剂 或汽提剂，例如氢气连同经分离的气相一起供给热解反应器系统以便 在该再生式热解反应器系统内在该稀释剂或汽提剂存在下将该气相裂 化。氢气通常可以是优选的稀释剂或汽提剂。对于一些备选方法，蒸 汽可以用作稀释剂或汽提剂。然而，蒸汽在许多方法中可能不是优选 的，因为，与蒸汽裂化不同，在热解反应器温度下，例如在1200℃以 上，蒸汽可以与烃反应形成一氧化碳和氢气。

[0010]在又一个方面中，本发明包括使用反流类型再生式热解反 应器系统由烃原料制造烃热解产物，例如烯烃、芳烃和/或乙炔的创造 性方法，其中该反应器系统包括(i)包括第一终端和第二终端的第一反 应器，和(ii)包括主终端和副终端的第二反应器，并且所述第一反应 器和第二反应器彼此按串流(series flow)关系取向使得所述第二反 应器的副终端紧邻所述第一反应器的第二终端。在一个方面中，本发 明方法包括以下步骤：(a)在再生式热解反应器系统的上游将含非挥发 性物的烃原料加热到足以形成基本上不含非挥发性物的气相和含非挥 发性物的液相的温度；(b)将所述气相与所述液相分离；(c)经由第一 反应器中的第一通道供应第一反应物并经由第一反应器中的第二通道 至少供应第二反应物，使得从所述第一反应器的第一终端将所述第一 反应物和所述第二反应物供给第一反应器；(d)在所述第一反应器的第 二终端处将所述第一反应物和所述第二反应物合并并使该合并的反应 物反应以产生加热的反应产物；(e)让所述加热的反应产物穿过第二反 应器以将该反应产物的至少一部分热转移至第二反应器以产生加热的 第二反应器；(f)将步骤(b)的经分离的气相的至少一部分作为烃原料， 和任选的稀释剂或汽提剂，转移至热解反应器系统并通过所述加热的 第二反应器到所述第一反应器，以将所述经分离的气相原料的至少一 部分转化成热解烃产物；(g)在所述第一反应器中将所述热解产物骤 冷；和(h)从所述反应器系统回收经骤冷的热解产物。

[0011]在另一个方面中，本发明还包括将所述基本上不含非挥发 性物的经分离的气相冷凝，储存该冷凝的烃，并随后使用该冷凝的烃 作为再生式热解反应器系统的原料。

附图简述

[0012]图1(a)和1(b)是根据本发明的再生式反流热解反应器系 统中两个步骤的简化示意图。

[0013]图2是示例性的再生式床反应器系统的另一个图解说明， 其推迟了燃烧、控制了放热反应的位置、并合适地骤冷回收 (recuperation)反应器床。

[0014]图3说明了示例性气体分配器的轴向视图。

[0015]图4说明了用于受控燃烧的示例性气体/蒸气混合器和通 道的横截面视图。图4a是图4的一部分的剪切视图(cutout view)。

[0016]图5是说明本发明一个实施方案的简化工艺流程图。

详细描述

[0017]术语″转化(convert)″和″转化(converting)″在此广泛 地限定为包括依靠至少热解热引起的烃原料中的有机分子的任何分子 分解、裂化、裂解、转化和/或重整，并且可以任选地包括催化、氢化、 稀释剂和/或汽提剂中一种或多种的补充。

[0018]本文所使用的表述″基本上不含非挥发性物″是指气相中 非挥发性物的浓度被降低到极低水平。本领域技术人员知道难以达到 非挥发性物与烃原料例如原油的完全分离。结果，气相可以含有痕量 的非挥发性物。因此，在本发明上下文中，虽然目标是气相不含非挥 发性物，但是认可气相可以含有可接受的痕量的非挥发性物，例如通 常2ppmw或更低的量，但是仍认为是基本上不含非挥发性物。经分离 的气相优选含有小于1ppmw非挥发性物。更优选，该气相含有小于 0.5ppmw非挥发性物。对于特定应用，变量例如热解条件和反应器设 计将规定气相中携带的非挥发性物的合适的阈值。

[0019]图5示出了本发明一个非限制性实施方案的简化示意性 流程图，包括经由入口管线(1)将其中含非挥发性组分的烃原料供给或 转移至加热装置/区域(3)。优选的稀释剂与烃原料的摩尔比可以为大 约1∶1-大约5∶1。在进入反应器系统的所述加热的热解反应段后，例 如在进入反应器的其中发生热解反应化学过程或转化的区域后。换句 话说，添加到烃原料或经分离的气相中的稀释剂的量优选导致大约 1∶1-大约5∶1的稀释剂与经分离的气相的摩尔比。含有挥发性物和非 挥发性物两者的混合物的基本上任何烃原料可以有利地用于该方法。 此类原料的实例包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残 渣、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦 化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、 残液重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、馏出液、石脑油、 原油、常压管式蒸馏釜底部流出物、包括底部流出物的真空管式蒸馏 釜料流、直馏石脑油、宽沸程石脑油、来自精炼厂的重质非直馏烃料 流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重 质残油、C4/残油掺合物、冷凝物、受污染冷凝物、石脑油残渣掺合物 和它们的混合物。烃原料可以具有至少400°F(200℃)(例如，大于或 等于400°F(200℃)，例如超过1200°F(650℃)，甚至超过1500°F(815 ℃))的标称终沸点并将通常具有至少500°F(260℃)的标称终沸点。一 些优选的烃原料包括原油、常压残油、受污染冷凝物和瓦斯油馏出液、 焦油、燃料油和循环油。气化的烃原料可以包括经历吸热重整(例如重 整成乙炔)的基本上任何其它烃材料作为共原料(co-feed)，包括天然 气混合物、其它石油烷烃、石油馏分、煤油、喷气式发动机燃料、燃 料油、加热用油、柴油燃料和瓦斯油、汽油和醇类。一种优选的共原 料可以是可以充当氢给体稀释剂的烃组分，例如萘满和二氢蒽，氢化 芘，和加氢处理的蒸汽裂化焦油。优选地，所述共原料在引入反应器 系统的温度和压力下将呈蒸气或气体状态。

[0020]已经经过精炼厂加工的烃料流，例如石脑油、瓦斯油等可 以是适合的反应器原料。如果所述原料在它们输送至热解设备的过程 中被灰分形成组分污染，则本发明方法将清洗该原料。然而，典型的 轻质精炼厂料流的使用可能由于与其它更重质原料相比原料的较高成 本而限制该方法的吸引力。更重质、更多芳烃的原料通常是每单位重 量成本更低的，但是可能产生更低的乙炔和乙烯产率和更高的炭或焦 油产率。由于更重质原料的高芳烃含量，原料具有更低的氢含量并且 在热解期间，缺乏氢的原料可能形成焦油、焦炭或煤烟。在氢气稀释 剂或氢给体共原料存在下的转化将提供可用于重整器的额外的氢气以 促进来自重质原料的较重质部分的经分离的气相的更好转化。

[0021]存在于烃原料中的非挥发性物的量将依赖于原料源和质 量改变。例如，污染物、全馏程真空瓦斯油和石油原油通常含有较高 水平的非挥发性分子，例如，高达20wt％非挥发性物。其它原料可以 含有甚至更高浓度的非挥发性物。本发明方法中使用的典型的烃原料 可以按大约5-大约40wt％的量含有非挥发性物，基于总烃原料的重 量。

[0022]在加热装置(3)中，将烃原料加热到足以形成气相和液相的 温度。烃原料的加热不限于任何特定的技术。例如，可以通过以下手 段例如但不限于，换热器、蒸汽注射、浸没的热盘管(submerged heat coil)或火焰加热器进行加热。在一些实施方案中，加热装置可以是单 独装置，例如图5中的元件(3)所示，并且在其它实施方案中，加热装 置可以与分离装置(7)集成或位于其内。将烃原料加热到的温度将依赖 于烃原料的组成和区分气化级分和液体级分的所需分界点改变。通常， 将含非挥发性物的烃原料加热到液相烃原料的至少50％转变成气相， 优选该原料的大于大约90wt％，更优选大于98wt％被气化的温度。示 例性的分离容器温度可以为大约400°F-大约1200°F(200℃-650℃)。 优选地，将烃原料加热到大约450°F-大约1000°F(230℃-540℃)，更 优选大约500°F-大约950°F(260-510℃)的温度。因为包含在烃原料中 的非挥发性物基本上是非挥发性的，所以它们保留在未挥发的液相内。 非挥发性物在气/液相中的每一种中的比例是烃分压和烃原料被加热 到的温度两者的函数。令人希望地，加热的原料的大约50-大约98wt ％将处于气相中。更加优选地，原料的至少90wt％将挥发到气相中。 基本上使所有原料气化对越重质的原料可能变得越困难。出于识别目 的，经分离的原料料流的气化或挥发级分在此可以称作经分离的气相， 即使此种级分在供给进入热解炉之前是整个或完全冷凝的，部分冷却 或冷凝的，储存的，和/或稍后再气化的。优选地，将经分离的气相以 气相形式供给热解炉。

[0023]仍参照图5，对于具有外部或单独的加热和分离装置的 实施方案，经由管线(5)将加热的原料转移至分离装置(7)，其中将气 相与液相分离。对于集成或内部加热装置，在气-液分离装置中将气相 与液相分离。适合于将气相与液相分离的设备的实例包括分离罐(例 如，基本上任何气-液分离器)、闪蒸罐、两相分离器、蒸馏装置、罐 内具有加热装置的闪蒸罐、分离罐内具有加热装置的分离罐和它们的 组合。示例性的加热装置可以包括直接火焰加热器、蒸汽、对流加热、 换热器、辐射加热、电阻加热或其它热源。在许多实施方案中，影响 原料料流分离步骤以致气相基本上不含非挥发性物(例如，使小于1wt ％非挥发性物被携带到经分离的气相中，基于经分离的气相的总重量， 基本上在分离容器的气相出口处或附近测定)可能是重要的。否则，夹 带在气相中的非挥发性物将被携带到热解反应器中并可能引起结焦和 /或灰分问题。

[0024]加热装置(3)和分离装置(7)位于热解反应器系统上游。上 游仅仅是指首先将烃原料分离成气相与液相，然后将气相转移至热解 反应器。也可以存在中间步骤或加工，例如在裂化之前将氢气引入气 相和/或气相的氢化。虽然加热装置和分离装置在图5中描述为分离的 装置，但是它们可以结合成单一装置(″加热/分离装置″)。适合的加热 /分离装置的实例包括蒸馏塔、分馏器和减粘裂化炉，以及在罐内具有 加热烃原料的装置的分离罐和闪蒸罐。将包含在加热/分离装置内的烃 原料加热的适合的技术的实例包括将氢气注入加热/分离装置中存在 的烃原料，在氢化装置/方法中的加热和浸入加热/分离装置中存在的 液态烃原料中的加热器。另外和优选地，火焰加热器可用来加热烃原 料。含非挥发性物的烃原料的加热可以例如通过火焰加热器、换热器 (在内部或外部，包括但不限于常规换热器、浸没的内部盘管或元件、 对流或辐射加热、感应加热和/或来自反应系统的热)、蒸汽注射和/ 或它们的组合进行。虽然加热装置(3)和分离装置(7)各自在图5中显 示为相应的单一和单独的装置，但是这些装置中的每一个也可以备选 地包括多个装置，例如，分离装置可以包括多于一个分离罐、分离器 和/或闪蒸罐。如下面所论述，加热装置(3)和分离装置(7)也可以基本 上结合或集成为共同的装置。

[0025]对于一些方法实施方案，在分离装置(7)，或视情况而 定，在加热/分离装置内维持蒸气与液体的规定的恒定比可能是优选 的，但是所述比例难以测量和控制。然而，加热的原料在分离之前的 温度可以用作测量、控制和维持装置中大致恒定的蒸气与液体比的间 接参数。理想地，原料温度越高，将被气化并作为裂化用气相的一部 分可获得的烃的百分率越高。然而，当原料温度过高时，非挥发性物 例如焦炭前体可能存在于气相中并被携带到对流反应器管中，最终使 该反应器管结焦和/或灰化。然而，氢气稀释剂将帮助抑制焦炭前体形 成或至少使它变得适当，因为反应器中产生的附加的游离氢将促进反 应器中焦炭的烧除。然而，应该仍避免反应器中的灰化。原料分离步 骤的主要目标是除去灰化前体。

[0026]反之，如果加热的原料的温度过低，则这可能导致低的蒸 气与液体之比，结果更多挥发性烃保留在液相中并不可用于裂化。与 没有氢气存在的分离步骤相比，将氢气稀释剂添加到分离器和/或热解 反应器中允许提高分离步骤和容器的温度。因此，与原料中不存在氢 气稀释剂的情况相比，将甲烷或其它共原料和任选的氢气稀释剂或氢 给体稀释剂供给进入分离器甚至可以进一步使更高百分率的烃原料能 够挥发，而不会形成难处理的灰分/焦炭前体。

[0027]加热的原料的最大分离温度也可能依赖于烃原料的组成。 如果原料含有较高量的较轻质烃，则原料的分离温度可以较低，同时 使可接受百分率的原料气化。如果原料含有较高量的不太挥发性或较 高沸点烃，则可以将原料的温度加热到用于分离的较高值，但是还可 能需要氢气稀释剂。例如，对于真空瓦斯油原料，通常可以将加热的 原料料流的温度维持在大约400°F(200℃)-大约1200°F(650℃)的范 围内。

[0028]除了温度之外，通常还希望维持基本上恒定的烃分压以在 分离容器中维持基本上恒定的蒸气与液体之比。通常，用于加热的原 料料流的烃分压依赖于存在于原料中或与原料混合的氢气或其它汽提 剂的量。在本发明方法的一个方面中，可能优选在分离步骤上游将共 原料与烃原料料流结合或直接地结合到分离步骤中。类似地，也可以 在分离步骤上游或在其中将氢气、或氢给体稀释剂添加到烃料流中。 所述共原料稀释剂料流可以帮助加热的分离步骤中改进的烃原料气化 和分离。可以将附加的稀释剂单独地或另外地添加到经分离的蒸气料 流中和/或直接地添加到热解反应器中。

[0029]分离步骤中产生的气相的量可以广泛地改变，这依赖于应 用和原料输入速率。例如，在一些应用中，气相流动速率可以是仅具 有部分热解反应器负荷的蒸气流动速率，而在其它应用中，蒸气流动 速率可以同时负荷多个(两个或更多个)热解反应器。更进一步，在一 些应用中，对于特定的设施，气相流动速率可以超过反应器(一个或多 个)负荷容量，藉此超过的蒸气馏分可以冷凝和储存以便随后用于蒸汽 裂化和/或用作热解反应器原料，或送到其它应用或用途。例如，可以 储存冷凝的材料至少一天、一星期或甚至更久，例如在罐或其它储存 容器中储存，或作为原料送给其它方法。总热解反应器负荷容量的测 定是可由加工领域技术人员测定的。例如，总负荷容量可以由热量要 求、流量、反应要求等计算。热解容量有时受反应器的热输出能力和 热量利用以及穿过反应器系统的效率限制。在一些实施方案中，本发 明方法包括使用多个热解反应器，例如至少两个热解反应器系统，至 少包括第一热解反应器系统，并且经分离的气相的量超过第一热解反 应器系统的反应器容量。因此，可以使用附加的反应器处理经转移的 气相原料的总容量以便热解。例如，单个加热器-分离器系统可以为两 个或更多个反应器系统(例如一组反应器系统)给料。

[0030]仍参照图5，可以从分离区(7)将含非挥发性物的液相作 为塔底料流排出或移除，例如经由管线(9)。这种材料可以作为燃料油 销售或进一步加工，例如，经历流化催化裂化(FCC)、焦化或POX以产 生更高价值的产物等。液相除了非挥发性物之外还可以含有树脂。树 脂与非挥发性物的区别主要在于具有更低分子量、更少多核芳烃、在 脂族烃中更加可溶和金属含量更低。

[0031]可以经由管线(11)将经分离的气相作为塔顶料流从分离 装置(7)排出并送到一个或多个(两个或更多个)热解反应器，例如图5 所示，其中将两个反应器描述为热解反应器系统(17)和(19)。经分离、 气化的烃可以包括各种浓度的相关联气体，例如乙烷及其它烷烃。气 化级分还可以包括杂质，例如H2S和/或氮气，并且可以在供给反应器 系统之前脱硫。虽然示出了两个热解反应器，但是在一些应用中也可 以使用三个或更多热解反应器。或者，可以经由管线(21)除去基本上 不含非挥发性物的气相，在冷却装置(23)中冷却成液体，然后经由管 线(25)转移到储存装置(27)中。虽然冷却装置和储存装置在图5中各 自描述为单独的装置，但是在其它应用中，它们可以包括共同的(例如， 基本上集成或结合的)热-分离器装置。共同的加热器-分离器装置可以 包括，例如，蒸馏柱、罐内具有加热装置的闪蒸罐、分离罐内具有加 热装置的分离罐中的一个或多个和它们的组合。一些设施还可以包括 多个共同的装置以充当一个或多个反应器系统。

[0032]此外，冷却装置和/或储存装置中的每一个可以包括一个 或多个这样的相应装置，例如储存装置可以包括多个罐。可以经由管 线(29)将液体(或其一部分)从储存装置(27)转移至管线(11)，然后以 基本上并流形式，例如经由管线(13)和(15)，流到或转移到热解反应 器(17)和(19)。然后可以将裂化反应产物转移至产物分离过程，例如 经由出口管线(49)和(51)。

[0033]如示例性的图5所示，可以将来自分离装置(7)(有或者没 有临时存储器(27))中的分离的气化相或馏分转移(例如经由给料管线 (11))至一个或多个热解反应器系统，例如以反应器系统(17)和(19) 所示，例如经由管线(13)和(15)。将该经分离的气相原料经过管线(13) 和/或(15)引入相应的反应器系统(一个或多个)并加热到足以将该蒸 气料流转化或裂化成更高价值烃，例如乙炔的混合物的温度。

[0034]根据一种优选的方法，将经分离的蒸气原料暴露到反应器 系统内的预先加热的热点(hot spot)或反应区中保持规定的合适停留 时间(通常小于1.0秒，一般小于0.5秒，经常小于0.1秒，而1-100 ms的优选范围是优选的)，然后骤冷以使反应停止而为裂化产物料流 内的优选的烃产物混合物或热解产物提供希望的选择性。更长的反应 时间倾向于促进焦炭的形成。在许多优选的应用中，将允许反应进行 足够的时间以将气相烃裂化成更小的组分，例如使烷基断裂成甲基(例 如，CH4、CH3和CH2)和氢化物自由基(hydride radical)。经引入或在 中间产生的甲烷或甲基自由基的至少一部分在反应器系统中被转变成 乙炔热解产物。芳烃分子可以类似地转变成乙炔或联乙炔自由基热解 产物。甲烷共原料可以进一步帮助形成氢化物自由基，该氢化物自由 基可以帮助抑制焦炭和帮助反应进行到形成乙炔。典型的优选方法还 可以包括对最终裂化热解产物料流混合物内的乙炔具有较高选择性 (＞＝0wt％)。可以由优选的方法产生的其它示例性的热解产物可以包 括氢气和甲烷，连同一些其它组分例如残留焦炭。气化原料料流的一 些组分可以在反应器系统内被转化，直接地转化成乙炔热解产物。例 如，在高苛刻度再生式反应器中，高温将引起脂族或非芳族链的碳或 甲基自由基的断裂，同时可以将原料内的芳烃直接重整成乙炔或联乙 炔。优选地，在反应器系统内发生足够的骤冷以致不要求单独的附加 骤冷步骤(例如，换热器等)来使转化停止以防运转超出对乙炔的高选 择性的生产。裂化的热解产物混合物可以包括具有很大差异的气态烃 类，例如从甲烷至焦炭，并且可以包括饱和、单不饱和、多不饱和和 芳族的化合物。在一些方面中，产生的热解产物是稀乙炔料流(主要是 乙炔，有一些氢气和未反应的甲烷)，该料流可以容易地在气相或液相 中氢化成乙烯。乙炔氢化反应器可能是例如，使用已知的加氢处理催 化剂的标准固定床工艺。

[0035]在另一种示例性的方法中，来自分离过程的气化料流可以 包含烃(例如脂族、环烷族和芳族的化合物)的混合物。此种蒸气料流 可以被冷凝和储存以便稍后供给再生式反应器系统或在基本上没有经 历中间冷凝步骤的情况下供给反应器系统。可以根据再生方法加热再 生式反应器，藉此引入放热反应性组分，例如燃料和氧化剂并使之在 反应器中反应而加热反应器介质，并从反应器移除所得的反应产物。 然后，可以将气化原料引入反应器内的加热区或使之通过该加热区。

[0036]典型的条件可以包括0.001-1.0秒的停留时间并通常可 以包括，例如，大约5-50psia(34-345kPa)的压力。在一些实施方 案中，反应器条件可以在真空压力下，例如小于15psia(103kPa)。 可以从反应器系统移除裂化的热解产物，例如经由管线49和/或51 并转移至其它方法以便回收该裂化产物的各种组分产物。反应器系统 还可以包括附加的给料管线(未显示)例如燃料和氧化剂给料管线、汽 提剂给料管线、排出管线等。

[0037]根据本发明的再生式热解反应器系统一般是相比常用于 商业蒸汽裂化操作的典型蒸汽裂化型烃系统具有更高温度的烃热解反 应器系统。例如，商业石脑油蒸汽裂化操作通常在小于大约815℃ (1500°F)的炉子辐射盘管出口温度下运转。然而，与本发明有关的术 语″再生式热解反应器系统″是指循环(再生)热烃热解系统，该系统将 待转化的烃料流(例如，经分离的气相)加热到至少1200℃(2192°F)， 优选超过1500℃(2732°F)，或对于一些应用，更优选超过1700℃(3092 °F)的温度。在一些反应中，甚至可能优选将原料加热非常短的持续时 间，例如小于0.1秒，到超过2000℃(3632°F)的温度。示例性的优选 方法可以将反应器内的原料料流热解，例如在大约1500-大约1900℃， 更优选大约1600-大约1700℃的温度下热解。示例性的停留时间优选 可以是短的，例如小于0.1秒，优选小于大约5毫秒。在一些方面中， 可以在氢气、氢化物、其它烃和/或其它稀释剂或汽提剂存在下进行经 分离的气相的转化或裂化。蒸气级分转化为更高价值烃例如乙炔通常 需要高的重整温度，在过去这被认为是商业化和效率上的显著障碍。

[0038]本发明人的发明中至少一部分认可必要的高温可以通过 在填充床系统的中间产生高温热气泡达到。这种热气泡可以经由两步 法产生，其中热量(1)经由推迟的原位燃烧加入到反应器床中，然后(2) 经由原位吸热重整从床中除去。本发明的关键优势在于能够一致地管 理和约束可以长期容许这些条件的反应器区(一个或多个)内的高温气 泡(例如＞1600℃)。本发明的方法提供了基本上连续操作的、大规模、 循环的再生式反应器系统，它是可按照商业规模使用和操作的，从而 克服了现有技术中的限制。

[0039]再生式反应器系统或方法可以一般描述为在再生式反应 器中的烃热解，或者更特别地为在再生式反应器系统中经由烃的热解 将挥发的烃料流转化为乙炔或其它热解产物。一种示例性的再生式热 解反应器系统包括第一反应器和第二反应器并包括反流型再生式热解 反应器系统，例如图1(a)和1(b)中所示。在一种优选的配置中，第一 反应器和第二反应器可以相对于共同流路彼此按串流关系取向，并且 更优选沿着共同的中央轴。共同轴可以是水平、垂直的或者别的方式。 再生式热解反应器是循环反应器，藉此在循环的第一部分中，材料可 以沿一个方向流过反应器并反应一段时间，从而产生并传递热到反应 器介质，然后，在循环的第二部分中，可以供给相同和/或其它材料通 过该反应器以响应于所述热而反应并从而产生热解产物。在反流型的 再生式热解反应器中，在循环的第二部分期间，材料按与循环第一部 分中材料流动的方向相反的方向流动。再生式热解反应器系统含有包 括反应器的加热区或热区的反应区(其中发生大多数高温反应化学过 程)和骤冷区，该骤冷区用来从反应的产物吸收热并从而通过冷却反应 产物而使反应过程或化学过程停止。一般而言，转移至或供给进入反 应器系统的经分离的蒸气原料的至少一部分(i)在反应区中裂化而形 成热解产物，和(ii)在骤冷区中及时将该裂化反应产物骤冷以在所需 的热解产物步骤使反应停止从而产生热解产物。如果没有及时将反应 骤冷，反应可能继续，从而使分子断裂成焦炭、它们的元素组分或不 太希望的产物组分。

[0040]本发明包括一种方法，其中：第一和第二原位燃烧反应物 各自分别地，但是优选基本上同时地，通过骤冷反应器床(例如第一反 应器床)，经由基本上独立的流路(通道)，以获得第一反应物和第二反 应物总的结合重量的骤冷(冷却)效果。(虽然只讨论了第一反应物和第 二反应物，但是再生反应也可以包括额外的反应物和反应物流动通 道)。在它们到达反应器系统中的设计位置并且在放热反应区(例如燃 烧区)内相互反应之前，两种反应物还同时通过热的骤冷床加热。第一 反应物和第二反应物的这种推迟了的燃烧允许原位的、在反应器系统 内希望的位置处放热再生反应的定位引发。

[0041]反应物被允许在反应区中结合或混合以在其中原位燃烧， 并且在反应器系统内部产生高温区或热气泡(heat bubble)(例如， 1500-1700℃)。优选通过混合反应物的反应物混合器提高结合过程， 以促进在希望的位置基本上完全的燃烧/反应，该混合器优选位于第一 反应器和第二反应器之间。燃烧过程保持发生足够长的时间，使得通 过第一反应器的第一反应物和第二反应物的流动还使得大部分(如所 希望的)通过反应(如热气泡)产生的热量转移，进入并且至少部分通过 第二反应器，但是优选非所有流路都通过第二反应器以避免热量的浪 费和第二反应器的过热。烟道气可以通过第二反应器耗尽，但是优选 大部分热量保持在第二反应器中。在再生步骤期间转移到第二反应器 的热量的量仍然是有限的，或者由所希望的暴露时间或者挥发的烃原 料气体将具有的，用来重整高温第二反应器介质以将挥发的烃及其它 烃转化为乙炔的空间速度决定。

[0042]在再生或加热第二反应器介质之后，在下一个/反转步骤 或循环中，将来自此前论述的分离步骤的挥发的烃馏分供给或使之流 过第二反应器，优选从与加热步骤期间的流动方向相反的方向供给或 流过。为了将热量转移给挥发的烃作为反应能量，在热气泡区域内挥 发的烃与热的第二反应器和混合器介质相接触。除了不浪费热量，显 著过度加热重整器/第二反应器床可能不利地导致延长的反应，其晚于 乙炔产生点后裂化烃，将其降解为元素组分。因此，在再生步骤期间 加入到床中的热量的总量不应该超过以下情况所需的热量的之和：(a) 维持重整反应，该反应用于在合适的时间段内将供应的烃吸热转化为 乙炔，其依赖于许多因素，例如反应器大小、尺寸、蒸气流动速率、 使用的温度、希望的接触时间、循环持续时间等等，以及(b)对于从系 统中的热量损失，该损失是作为通过反应器壁的传导损失和随着流出 产物的对流损失。储存在反应器系统中的热量的总量虽然通常大大的 多于在任何单一循环转化所需的最少量。但是希望避免使温度气泡 (temperature bubble)过大，以至于在该温度的停留时间变得太长。 如通常对于反应器系统所做的那样，可以对反应器系统进行常规的实 验和精细的调整以及测试，以获得反应器条件的最佳设定。

[0043]在优选的实施方案中，反应器系统可以描述为含有两个区 /反应器：(1)回收热的(第一)区/反应器，以及(2)重整(第二)区/反应 器。由于促进烃蒸气重整为乙炔优选不需要催化剂，所以在大多数优 选实施方案中，在反应器床中不存在催化剂。然而，可能有一些应用， 其由于催化剂的存在而获利，以达到某种范围的重整性能，并且这些 实施方案也在本发明的范围之内。

[0044]再生式床反应器系统的基本的两步不对称循环描述于图 1a和1b中，根据具有两个区/反应器的反应器系统；第一或回收器 (recuperator)/骤冷区(7)和第二或反应/重整区(1)。反应器区(1)和 回收器区(7)都包括再生床。此处使用的再生床包含有效储存和转移热 量的材料。术语“再生式反应器床”是指也可以用于实施化学反应的 再生床。再生床可以包含垫层(bedding)或填充材料例如玻璃或陶瓷珠 或球、金属珠或球、陶瓷(包括氧化锆)或金属蜂巢材料、陶瓷管、挤 出整体块(monolith)、以及类似物，只要它们为了加工潜力(operating margin)能保持完整性、功能性并且经得起长期暴露在超过1200℃ (2192°F)，优选超过1500℃(2732°F)，更优选超过1700℃(3092°F)， 甚至更优选超过2000℃(3632°F)的温度中。

[0045]如图1a所示，在循环的″反应″步骤一开始，反应区 (1)(也作为重整器或第二反应器)的副终端(5)处于比反应床(1)的主 终端(3)更高的温度，并且回收器或骤冷区(7)的至少一部分(包括第一 终端(9))处于比反应区(1)更低的温度，以提供对于合成气体反应产物 的骤冷效果。含有烃的反应物原料，优选还有稀释剂或汽提剂，例如 氢气或蒸汽，通过导管(一个或多个)(15)引入重整或反应区(1)的主终 端(3)。因此，在一个优选的实施方案中，术语热解包括加氢热解。

[0046]来自入口(一个或多个)(15)的原料料流吸收来自重整器 床(1)的热量，并发生吸热反应以制备希望的乙炔产物。由于这个步骤 进行，基于系统的传热性能产生了在温度曲线(2)中的移动，如箭头所 示。当床设计为具有适当的传热能力时，这个曲线具有相对陡的温度 梯度，随着步骤的进行该梯度将移动穿过反应区(1)。温度梯度曲线越 陡，反应可控制得越好。

[0047]反应气体在升高的温度下通过副终端(5)离开反应区(1)， 并且通过回收器反应器(7)，通过第二终端(11)进入，并且在第一终端 (9)处作为合成的气体离开，该合成的气体包含乙炔、一些未转化的甲 基化物和氢气。回收器(7)的温度起初比反应区(1)的温度低。由于合 成的反应气体通过回收器区(7)，基本上在第一终端(9)处气体被骤冷 或冷却至接近回收器区温度的温度，在一些实施方案中其优选大约具 有与循环的第二步骤期间经由导管(19)引入到回收器(7)的再生原料 相同的温度。由于反应气体在回收器区(7)中冷却，温度梯度(4)在该 区的再生床(一个或多个)中产生，并且在这个步骤期间移动穿过回收 器区(7)。骤冷过程加热了回收器(7)，其必须在第二步骤中再次冷却， 为了稍候提供另一个骤冷服务，并且为了避免热气泡的尺寸和位置逐 渐增长通过骤冷反应器(7)。在骤冷之后，反应气体在(9)经由导管(17) 离开回收器，并且经处理以便分离和回收各种组分。

[0048]循环的第二步骤，其称为再生步骤，随后开始于经由导管 (一个或多个)(19)第一和第二再生反应物的重新引入。第一反应物和 第二反应物分别朝着回收器(7)的第二终端(11)通过热回收器(7)，其 中为了在或靠近反应器系统的中央区域(13)处进行放热反应或燃烧而 使它们相结合。

[0049]再生步骤如图1b所示。再生需要将回收的显热从回收器 区(7)转移到反应区(1)，以使反应床(1)热再生用于随后的反应循环。 再生气体/反应物进入回收器区(7)例如经由导管(一个或多个)(19)， 并且流过回收器区(7)并进入反应区(1)。在这样的操作中，温度梯度 (6)和(8)可以移动穿过床，如图1(b)的范例图形的箭头所示，与图1(a) 中反应循环期间发展的温度梯度图形相似但是方向相反。燃料和氧化 剂反应物可以在紧邻回收器区(7)和反应区(1)的界面(13)的区域处燃 烧。从回收器区回收的热量与燃烧的热量一起转移到反应区，从而使 布置在其中的再生反应床(1)热再生。

[0050]在本发明的一个优选实施方案中，第一反应物，例如烃燃 料，在第一反应器床(7)中沿某些通道向下导引(每一个通道优选含有 包括多个导管的反应物流路)。在一个实施方案中，通道包括一个或多 个蜂巢整体块型结构。蜂巢整体块包括挤出的多孔结构，正如通常在 反应工业中所知的，例如在催化转化器中等。术语″蜂巢″广泛地用于 指多孔横截面形状，其包括多个流路或导管通过该挤出的整体块，并 且不意味着将结构或形状限制为任何特别的形状。在提供接触时间和 传热的同时，蜂巢整体块可以实现低压力损失传递。优选在区域之间 (例如，第一反应器和第二反应器之间的介质之间或介质之内)使用混 合器以在该混合器内和/或其后使燃烧能够进行或帮助燃烧。第一通道 和第二通道的每个通道广泛地被定义为各自的传导性的导管(一个或 多个)或流路(一个或多个)，反应物和合成气体的一种通过其流过第一 反应器床(7)，并且可以包括单一的导管，或更优选且更合适地多个导 管(例如数十个、数百个、或甚至数千个基本上平行的导管或管子)， 它们从例如气体/蒸气分配器喷嘴或专用反应物端口接收原料。

[0051]导管各自通常具有任意的横截面形状，但是通常优选圆形 或规则的多边形横截面形状。每个通道可以优选提供基本上平行、通 常流过反应器介质的共同流。因此，第一通道可以只是单一的导管， 但是更合适的是许多导管(依赖于反应器尺寸、流动速率、导管尺寸 等)，例如，如图2所例举的那样。通道优选包括多个导管，每个都接 收和传导反应物，例如通过气体分配器中的喷嘴递送的。导管可以按 照沿着流路的横流方向彼此隔离(例如不流体连通)，或它们可以基本 上被隔离，以使反应物通过导管壁渗透到相邻导管相对于反应物流动 的分离基本上不重要。一个优选的反应器实施方案包括多个区段，其 中每个区段包括第一通道和第二通道，以便在离开反应器后，在相关 的混合器区段中，各自的第一反应物和各自的第二反应物相混合。包 括多个区段以提供良好的热分配穿过反应器系统的整个横截面面积。

[0052]参见图4，混合器区段(45)，例如，可以混合来自排列在 特别区段中的多个蜂巢整体块的反应物流。每个整体块优选含有数个 (多于一个)导管。传送第一反应物的导管的集合可以被认为是第一通 道，并且特别的反应器区段可以包括传导第一反应物的整体块和/或导 管的多个集合，藉此区段包括用于第一反应物的通道。类似地，第二 反应物也可以流过区段中的一个或多个整体块，集合构成第二通道。 因此，术语″通道″广泛地用于包括导管(一个或多个)或导管的集合， 其至少传递第一或第二反应物。反应器区段可以仅包括第一和第二通 道，或者用于第一反应物和第二反应物的每一个的多个流路的多个通 道。混合器区段(45)随后可以从两个或多个通道中收集反应物气体。 优选地，混合器区段(45)将来自一个第一通道和一个第二通道的流出 物混合。

[0053]可以认识到，在一些优选的实施方案中，至少部分地由于 在第一反应器的第一终端(17)处的一些混合，通道中的一些或甚至数 个导管将有可能传送第一反应物和第二反应物的混合物。然而，输送 第一反应物和第二反应物的可燃混合物的导管数目足够低，使得化学 计量的可反应的反应物的大部分直到离开所述第一反应器的所述第二 终端之后才反应。通过温度、时间和流体动力学的结合控制那些导管 中燃烧或放热反应引发的轴向位置，其中在那些导管中传递反应物混 合物。燃料和氧气通常需要温度-依赖和混合物-依赖的自燃时间以发 生燃烧。虽然一些反应将可能在输送反应物混合物的导管的轴向部分 内发生。然而，由于具有这种反应的通道的数目足够小，从而在反应 器中对整个热平衡的影响仅为可接受或不重要的水平，因此这种反应 是可接受的。应该设计特别反应器系统的设计细节，从而尽可能合理 地避免反应物在导管内的混合。

[0054]根据本发明的方法不需要大的压力变化，以使反应物和产 物循环通过反应器系统。在一些优选实施方案中，挥发的烃的重整或 热解步骤在相对低的压力下发生，例如小于约50psia，而再生步骤也 可以在类似的压力下进行，例如小于约50psia，或略高的但是仍然相 对低的压力，例如小于约250psia。在一些优选的实施方案中，挥发 的烃热解步骤在约5psia到约45psia，优选从约15psia到约35psia 的压力下进行。从约7psia到约35psia和从约15psia到约45psia 的范围同样也被考虑。本领域技术人员在拥有本发明公开内容的情况 下不超过常规实验可以确定最经济的范围。可以使用高于或低于上述 公开范围的压力，虽然它们可能具有更低的效率。例如，如果通过从 燃气轮机抽取来获得燃烧空气的话，则可能优选再生发生的压力为， 例如，约100psia到约250psia。然而，进一步举例，如果采用通过 风扇或鼓风机获得的空气的方法更为经济的话，则再生可以在更低压 力例如15-45psia下进行。在本发明的一个实施方案中，热解和再生 步骤的压力基本上是相同的，两步骤的压力差距小于大约10psia。

[0055]显而易见，可以使用一些控制流动的方法(例如阀、旋转 反应器床、止回阀、遮板、限流器、定时系统等)来控制气体料流动、 开动、定时、并交替两个流动系统之间的物理床。在再生步骤中，为 了燃烧，空气和燃料必需通过反应器系统移动并结合。空气可以通过 压缩机、鼓风机或风扇来移动，这依赖于反应器希望的操作条件和位 置。如果使用压力较高的空气，则可能希望通过可使机械能量恢复的 膨胀涡轮机来使得燃料气体膨胀。此外，废气的一些部分可以再循环 并与新进的空气混合。废气再循环(EGR)料流可以用在第一反应器中供 应的第一反应物和第二反应物中的至少一种来供应。这种EGR可以用 于减少再生原料的氧含量，其能降低再生原料的最大绝热火焰温度。 在没有EGR的情况中，CH4/空气混合物具有约1980℃的最大绝热火焰 温度；H2/空气混合物为约2175℃。因此，即使通过限制燃料的流动速 率控制平均温度，任何差的稀释都可以导致接近最大火焰温度的局部 热点。通过有效地增加稀释剂例如伴随氧分子的N2(和燃烧产物)的用 量，EGR的使用可以降低最大热点温度。

[0056]例如，当50％过量空气用于燃烧时，用于H2-燃料/空气 的最大绝热火燃温度从大约3947°F(2175℃)降低到大约2984°F(1640 ℃)。将供应空气的氧含量降至大约13％可能造成大约2984°F(1640 ℃)的最大绝热火焰温度，不考虑局部混合效应。重整或热解步骤以及 流动图解如图1(a)所示。将烃原料料流的分离的气相转移至反应器系 统入口，优选与作为稀释剂或汽提剂的氢气或氢气源混合或一起供应， 在第二反应器内或在进入第二反应器之前，并且在由再生步骤产生的 高温热气泡中热解。

[0057]在离开第二反应器和任选的混合器之后，热解的产物料流 必须被冷却或骤冷以使转化过程在乙炔或其它合适的阶段停止。这一 步骤的时机是重要的，因为没有及时和适当地将反应骤冷，一些希望 的产物，例如乙炔将被反应绕过并且热解产物将对有价值或希望的产 物不具有希望的选择性。然而，一些热解产物仍不是用于加工输出的 所需最终材料。相反地，对于制得的热解产物例如乙炔的优选应用是 在化工厂的流动过程中作为中间产物，用于获得其它优选产物，例如 乙烯基酯、乙烯、乙醛、丙醛、和/或丙醇、丙烯酸等等。典型的所需 热解产物可以是烯烃和/或炔烃。一些通常希望的烯烃可以包括乙烯、 丙烯和/或丁烯。一些通常希望的炔烃可以包括乙炔。

[0058]骤冷之后，合成的气体料流可以提供到分离乙炔、甲烷、 氢气及其它气体的分离过程中。回收的甲烷和氢气可以再循环以在反 应器系统中再次加工。分离过程程序可以将乙炔转化为其它最终产物。 这些产物中的每一种可以进一步加工以提供附加用途的产物，例如乙 醛通常是乙醇、乙酸、丁醛和/或丁醇制备过程中的中间体。从体积和 价值的角度考虑，乙烯是多数塑料的基础构建段(building block)， 并且可以通常优选用于生产乙炔。适宜地通过氢化从乙炔来制备乙烯。 在本发明一些实施方案中，它可能也是本发明气化的烃转化过程的共 产物。另一种高吸引力的产物是乙醇，它适宜地可以通过首先将乙炔 水合为乙醛和再将乙醛氢化为乙醇来制备。乙醇具有吸引力是因为它 容易从远处运送，并且容易脱水成为乙烯。如果制备成本足够低的话， 乙醇同样可以适用于作为发动机燃料。

[0059]气化的烃料流转化为乙炔遗留了过量的氢气。理想化的反 应是将脂族链裂化成各种甲基并经由甲基化物(methyls)进一步转化 成乙炔继续热解反应。甲烷转化的示例性反应是：

2CH4→C2H2+3H2消耗约+45kcal/mol转化的CH4。

[0060]如上述反应所示，氢气是本方法的一种有价值的副产物。 对于更小的范围，乙烯和丙烯也是有价值的产物，其由于气化的烃不 完全的还原成更高级烃而产生。未反应的气化烃也是用于回收的有价 值的产物。相应地，氢气的分离和回收、烯烃例如乙烯和丙烯的分离 和回收、未转化的气化烃蒸气原料的分离和回收是根据本发明的方法 中的各种单独考虑和集合考虑都优选的步骤。未转化的气化烃优选送 回到加氢热解反应器，使得它可以二次转化。一定量的氢气也应该送 回到足以控制产物分布的选择性的加氢热解反应器。

[0061]由于在重整热解反应中产生(没有消耗)氢气，因此将需要 从该过程中吹扫氢气。例如，甲烷转化成乙炔，随后氢化成乙烯将对 于每个转化的CH4产生大约1个H2。氢气具有大约57Kcal/mol H2的 燃烧热量，所以从该过程中吹扫的氢气具有在作为再生燃料所需要的 范围内的热值。当然，如果对于剩余的氢气有可选的高价值的用途， 那么天然气可以被用于所有或部分再生燃料。但是剩余的氢气有可能 在低压下可获得，并且可能含有甲烷或其它稀释剂。因此，氢气作为 再生燃料的使用也可能是在遥远位置处的一种理想处置。然而，较重 质原料可能不产生同样过量的氢气，并且在某些情况下，可能不产生 任何明显体积的过量氢气。产生的过量氢气的量将强烈地依赖于原料 的总体氢与碳之比和所需的最终产物。例如，乙烯产物将比乙炔产物 产生更少过量的氢气。

[0062]图2表示另一个示例性反应器系统，其可以适用于一些应 用，用于控制和推迟燃料和氧化剂的燃烧以获得有效的再生热量。图 2描述了在再生循环中操作的单个反应器系统。本发明的反应器系统 优选包括两个反应器区。回收器(27)是以下区域，其中主要发生骤冷 并为通过反应器介质转移两种骤冷反应气体提供了基本上隔离的流路 或通道，而在气体接近或到达图1中的反应器核心(13)之前不会招致 燃烧。重整器(2)是其中主要发生再生加热和气化烃重整的反应器，并 且可以认为是为了其中目的的第二反应器。虽然反应器系统中的第一 反应器和第二反应器被确定为可单独区别的反应器，但是可以理解且 在本发明的范围内第一反应器和第二反应器可以制造、提供或以别的 方式结合为共同的单个反应器床，其中反应器系统可能被描述为仅含 有在反应器中整合了两个循环的单个反应器。术语″第一反应器″和″ 第二反应器″仅指反应器系统中的相应区域，藉此发生再生、重整、骤 冷等步骤中的每一个，并且不需要将单独的组分用于两个反应器。然 而，最优选的实施方案将包括反应器系统，藉此回收器反应器包括此 处所描述的导管和通道，并且重整器反应器可以类似地具有导管。其 它优选的实施方案可以包括重整器反应器床，其与回收器反应器床作 不同的排列并且可能甚至包括与回收器反应器床不同的材料。可以按 照所希望或如本申请规定的那样提供重整器或第二反应器的垫层排 列，并且重整器反应器中不需要特殊的设计，关于本发明反应器系统 的表现。常规实验和气化烃热解领域的知识可以用于确定有效的重整 器/第二反应器的设计。

[0063]如前所述，第一反应器或回收器(27)包括不同的气体导管 (28)用于单独地将两种或更多种气体在进入回收器(27)的第一终端 (29)之后用通道输送，并且通过布置于其中的再生式床(一个或多个)。 第一气体(30)进入多个流动导管(28)的第一终端。除了提供流动通道， 导管(28)还包括有效的流动障碍(例如，其有效地起作用例如导管壁) 以阻止第一反应物和第二反应物之间的交叉流动或混合，并且在允许 混合之前使大部分反应物有效地相互保持分离。在本发明的一个优选 的实施方案中，回收器由一个或多个挤出的蜂巢整体块构成。小型反 应器可以包括单个整体块，而更大的反应器可以包括许多整体块，而 仍然更大的反应器可以基本上填充有许多蜂巢整体块的排列。

[0064]本发明中优选的蜂巢整体块(其与第一反应器(7)的第一 终端(9)相邻)可以表征为具有开放锋面(frontal area)(或者几何空 隙体积)在大约40％到80％之间，且具有的导管密度在大约50到2000 孔隙/平方英寸之间，更优选在大约100到1000孔隙/平方英寸之间。 (例如，在一个实施方案中，导管可以具有仅几毫米的直径，并且优选 近似于1毫米。)反应器介质组分，例如整体块或替换的床介质，优选 为第一和第二通道的至少一种，并且优选两种通道提供以包括填充物， 其每单位体积的平均湿润表面积为约50ft-1到约3000ft-1，更优选约 100ft-1到2500ft-1，更加优选约200ft-1到2000ft-1，基于用于传导反 应物的第一反应器的体积。这些湿润面积值应用于第一反应物和第二 反应物两者的通道。这些相对高的每单位体积的表面积值可以优选用 于许多实施方案，以帮助达到通过反应器的温度相对快速的改变，例 如通常用示例性的温度梯度曲线图中的相对陡峭的斜率来表示，例如 图1(a)，1(b)和6。快速的温度变化优选允许相对快速且一致的反应的 骤冷，以避免反应持续进行并生成焦炭。

[0065]优选的反应器介质组分还为第一反应器的第一和第二通 道的至少一个，更优选对两个通道提供，以包括填充物，其具有高容 积的传热系数(例如大于或等于0.02cal/cm3s℃，优选大于约0.05 cal/cm3s℃，最优选大于0.10cal/cm3s℃)，具有低的抗流动性(低的 压降)，具有与再生过程中所遭遇的最高温度相一致的操作温度范围， 具有高抗热冲击性，并且具有高的整体热容(bulk heat capacity)(例 如至少约0.10cal/cm3℃，且优选大于约0.20cal/cm3℃)。由于具 有高表面积值，这些较高的容积传热系数值和其它性能也可以优选用 于许多实施方案，以帮助获得通过反应器的温度相对快速的改变，例 如通常用示例性的温度梯度曲线图中的相对陡峭的斜率来表示，例如 图1(a)，1(b)，和6。快速的温度变化优选允许相对快速且一致的反应 的骤冷，以避免反应持续过长并生成焦炭或碳聚集。引用的值是平均 值，基于用于反应物传导的反应器的体积。

[0066]替换的实施方案可以使用除所述且优选的蜂巢整体块以 外的反应器介质，例如其中通道导管/流路可以包括多个弯曲路径(如 卷曲的、复杂的、蜿蜒的和/或扭转的而非线形的或管状的)，除前述 的整体块以外的反应器介质，包括但是不限于具有通过反应器部分(一 个或多个)的通道的迷宫式、变化的流路、导管、管、槽、和/或孔隙 结构，并且可以包括障碍部分，例如沿着区段外表面或在亚-区段中， 基本上不具有有效的气体渗透性，和/或适用于阻止反应物气体之间交 叉流动并使第一反应物和第二反应物在轴向通过回收器(27)时基本保 持彼此分离的其它措施。对于这些实施方案，复杂的流路可能产生延 长的有效流路、增加的表面积、以及改进的传热。这种设计可以优选 用于通过反应器具有相对较短轴向长度的反应器实施方案。轴向较长 的反应器长度通过反应器可以经历增加的压降。但是对于这些实施方 案，多孔和/或可渗透介质可以包括，例如填充床、排列的瓦片、可渗 透固体介质、基本上蜂巢型结构、纤维性排列、以及网型晶格结构的 至少一种。可以优选介质基体提供高表面积以促进与反应物和制得气 体的良好热交换。

[0067]可以优选使用一些类型的设备或方法以将反应物之一的 流动流引入到导管的选择部分。在图2的示例性的实施方案中，气体 分配器(31)将第二气体料流(32)引入到第二气体料流通道中，其中第 二气体料流通道基本上与第一气体通道隔离或不流体连通，第一气体 通道此处的图例为通道(33)。结果是在轴向经过回收器(27)的过程中， 气体料流(33)的至少一部分与气体料流(30)保持分离。在一个优选实 施方案中，回收器区的再生床(一个或多个)包含具有气体或液体障碍 的通道，其将第一反应物通道与第二反应物通道隔离。因此，为了在 燃烧区中结合以相互反应之前骤冷再生床、将热量吸收到反应物气体 中，经过通道装置的至少两种反应物气体都可以完全经过再生床(一个 或多个)。

[0068]通过将反应物(30)和(32)基本上保持分离，本发明推迟或 控制了由于放热反应而发生的燃烧或其它热释放的位置。″基本上分离 ″意思是至少50％，优选至少75％，更优选至少90％的反应物(具有 最小或有限的反应物的化学计量可反应量)，作为在第一和第二反应物 料流之间，在这些气体已经完成它们的轴向通过回收器(27)时还未被 反应消耗。在这种方式中，大多数第一反应物(30)与大多数第二反应 物(32)保持分离，并且在反应物开始离开回收器(27)之前，反应物(30) 和(32)结合反应得到的大多数热释放不会发生。优选地，反应物是气 体，但是一些反应物可以包含液体、混合物或气相。

[0069]这些再生料流的反应百分比是指可能基于全部原料的化 学计量学的反应百分比。例如，如果气体(30)包括100体积的空气(80 体积的N2和20体积的O2)，并且气体(32)包括10体积的氢气，则最 大化学计量学反应可能为10体积氢气(H2)与5体积氧气(O2)的燃烧以 得到10体积的H2O。在这种情况下，如果实际上在回收器区(27)中燃 烧了10体积的氢气，那么这将代表再生料流的100％反应。这不考虑 剩余未反应的氧气的存在，因为该未反应的氧气以大于化学计量学需 要的量存在。因此，氢气是化学计量学限制的组分。使用这一定义， 优选在轴向经过回收器(27)的过程中发生再生料流的少于50％反应， 更优选少于25％反应，最优选少于10％反应。

[0070]在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)包含提供足 够传热能力的材料，以在操作的空间速度条件下产生图1所示的温度 曲线(4)和(8)。通过传热参数ΔTHT来表征合适的传热速度，其低于约 500℃，更优选低于约100℃，最优选低于约50℃。本文所使用的参数 ΔTHT是回收所需的床-平均容积传热速度与床的容积传热系数，hv，之 比。足以用于回收的容积传热速度(例如cal/cm3sec)被计算为气体流 动速率(例如gm/s)与气体热容(例如ca./gm℃)和需要的终端-终端 的温度改变(排除任何反应，例如℃)的乘积，然后这个量除以被气体 经过的回收器区(27)的体积(例如cm3)。用气体(30)、具有气体(32) 的通道(33)和具有全部气体的全部回收器区(27)来计算通道(28)中的 ΔTHT。床的容积传热系数，hv，通常被计算为基于面积的系数(例如 cal/cm2s℃)和用于传热的比表面积(平均值，例如cm2/cm3)的乘积， 通常是指填充物的湿润面积。

[0071]在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)包括陶瓷(包括 但不限于氧化锆)、氧化铝、或其它耐火材料，其能耐受超过1200℃， 更优选1500℃，仍然更优选1700℃的温度。可能优选具有工作温度高 达和超过2000℃的材料，其中对床反应绝热最大温度保持持续的时间 段存在担心，以避免反应器床损坏，条件是项目经济和条件允许使用 所述材料。在一个优选的实施方案中，通道(28)和(33)具有的湿润面 积在50ft-1到3000ft-1之间，更优选在100ft-1到2500ft-1之间，最 优选在200ft-1到2000ft-1之间。最优选地，通道装置(28)包括陶瓷 蜂巢体，其具有回收器反应器(27)轴向长度运行的通道。

[0072]再次简要的提及图1(a)和1(b)，本发明的反应器系统包 括含有第一终端(9)和第二终端(11)的第一反应器(7)，以及含有主终 端(3)和副终端(5)的第二反应器(1)。图1(a)、1(b)和2所示的实施 方案只是仅以说明性目的提供的简单说明，并且不意味着代表全部实 施方案。关于反应器的″终端″的参考仅指相对于反应器轴向中点的反 应器末梢部分。因此，谈及气体进入或离开反应器的″终端″，例如终 端(9)，仅仅是指气体可以基本上在沿着轴的任意各个点处进入或离 开，该各个点在反应器各自的端面和反应器中点之间，但是更优选比 中点更靠近端面。

[0073]关于各种例举的实施方案，图3显示了具有孔(36)的示例 性气体分配器(31)的轴向视图。参考图2和3，孔(36)可以使第二反 应物气体(32)优先导引到选择通道(33)。在一个优选的实施方案中， 孔(36)与选择通道(33)的开口/孔对准，但是不被其密封。喷嘴或注射 口(没有显示)可以加入到孔(36)中，它合适地设计为优先将第二气体 (32)的流动引导进选择通道(33)中。由于气体分配器孔(36)(或喷嘴/ 注射口)没有″密封″到选择通道(33)上，在反流或反应循环过程中这些 通道可以用于增加系统的整体效率。相对于″封闭的″系统，这些″开放 的″气体分配器(31)可以优选用于许多应用，以促进对多个反应器系统 的适应，例如其中反应器/回收器床可以相对于用于加工的气体料流位 置旋转或以其它方式运动，例如，如采用旋转床型反应器系统。

[0074]当在″开放″系统的气体分配器喷嘴或孔(36)将反应物气 体(32)料流引入到反应器(优选蜂巢整体块(一个或多个))中的联合入 口通道和联合导管中时，反应物气体(32)料流的含量通常将占据大量 的蜂巢导管(33)(当其要经过回收器时)。这个结果是相对于整体块蜂 巢导管尺寸的反应器区段尺寸和/或孔尺寸的几何结果。气体(32)占据 的蜂巢导管可以，根据优选的实施方案，表征为一束导管，通常沿着 与孔(36)和其流出的气体(32)料流相同的轴取向。位于靠近这个管束/ 通道中央的导管将含有高纯度的气体(32)，并且因此将可能不支持放 热反应。位于靠近管束的外部边缘的导管将密切接近承载其它反应物 的导管(28)。在上述″开放的″系统中，第一气体(30)和第二气体(32) 的一些混合将不可避免地接近从孔(36)流出的气体(32)每种料流的外 围边缘。因此，一些接近管束外部边缘的导管(28)和(33)可能携带了 一定量的第一气体(30)和第二气体(32)。在气体完全经过回收器(27) 之前，可能在这些导管中发生气体(30)和(32)之间的反应或燃烧。这 些气体仍然可以考虑为基本上分离的，只要所得的在回收器(27)中的 再生料流的反应小于50％，优选小于25％，最优选小于10％的具有 最小的或反应极限存在的化学计量反应性反应物。

[0075]在一些替换的实施方案中，回收器反应器(27)可以包括， 例如，填充的床或发泡整体块材料(没有显示)，其在完全经过第一反 应器之前为反应物提供了更多的混合和分散。在这种情况中，由于当 它们经过时在回收器中气体(30)和(32)轴向分散产生的混合，可能在 回收器(27)中发生额外的反应。这仍然是可接受的排列，只要在回收 器(27)中再生料流的混合和随后反应小于50％，优选小于25％，最优 选小于10％。床介质中径向分散和混合的计算方法是现有技术中已知 的。

[0076]在再生过程中，第一气体(30)和第二气体(32)经由通道 (28)和(33)经过回收器区(27)。本发明的一个关键方面是来自之前的 骤冷循环的储存在回收器区中的热量，在再生循环期间转移到第一和 第二气体中。加热的气体随后引入到混合器(44)中。位于回收器(27) 和反应器(21)之间的气体混合器(44)，用于混合再生反应气体料流(30) 和(32)，优选在或接近反应区(21)和混合器(44)的界面处。

[0077]混合器(44)优选用可以经受高温的材料构成或制成，所述 高温是在高选择性和高转化率(＞50wt％)下气化烃重整过程中在反应 区预期经历的温度。在一个优选的实施方案中，混合器(44)由能经受 超过2190°F(1200℃)，更优选2730°F(1500℃)，最优选3090°F(1700 ℃)的温度的材料构成。在一个优选实施方案中，混合器装置(34)由一 种或多种陶瓷材料，例如氧化铝或碳化硅构成。

[0078]图4显示了混合器(44)的一种构造的轴向视图，以及横截 面视图4a，其是旋涡型混合器(47)的一个示例性实施方案。示例性的 混合器(44)包含混合器区段(45)，其具有位于区段(45)中的旋涡混合 器(47)。在一个优选的实施方案中，在横截面面积方面混合器区段(45) 基本上相等，并且旋涡混合器(47)通常位于区段(45)的中间。混合器 区段(45)相对于反应器系统定位，以划分数个气体通道(28)和(33)的 气体流动。在一个优选的实施方案中，每个区段(45)可以具有基本相 等的横截面面积，以促进从基本相等数目的通道装置(28)和(33)中截 取气体流动。此外，在一个优选的实施方案中，气体通道(28)和(33) 在回收器反应器(27)中分布，以使得每一个区段(45)从基本上相等分 数的第一气体通道装置(28)和第二气体通道装置(33)中截取气体流 动。用数学表示，人们可以把fAi定义为用区段i包围的总横截面面积 的分数，f28i定义为用区段i截取的总通道装置(28)的分数，并且f33i 定义为用区段i截取的总通道装置(33)的分数。在一个优选的实施方 案中，对于每个区段i，f28i和f33i值将为fAi值的约20％以内(即，约 0.8至1.2倍)，并且更优选在约10％以内。人们可以进一步将f30i定 义为用区段i截取的气体料流(30)的分数，并且f32i定义为用区段i 截取的气体料流(32)的分数。在一个更优选的实施方案中，对于每个 区段i，f30i和f32i值，将为fAi的约20％以内，更优选在约10％以内。

[0079]图4a显示了具有旋涡混合器(47)的单个气体混合器区段 (45)的示例性截取部分。虽然本发明可以利用本领域技术人员已知的 气体混合器用于使来自于数个气体通道装置(28)和(33)的气体结合， 但是本发明优选的实施方案将气体混合器(44)的开放体积最小化同时 保持了对混合气体足够的混合和分配。术语“开放体积”意思是旋涡 混合器(47)和气体混合器区段(45)的总体积，减去气体混合器的材料 结构的体积。相应地，气体混合器区段(45)和旋涡混合器(47)优选构 造以使得开放体积最小化，同时为离开气体通道(28)和(33)的气体提 供明显的气体混合。在本发明的优选实践中，气体混合器区段(45)尺 寸L和D被定制以在达到使开放体积最小化的同时，气体(31)和(32) 充分的混合和分配。尺寸比L/D优选在0.1至5.0的范围，更优选在 0.3至2.5的范围。对于区域A的常规区段，特征直径D可以计算为 2(A/π)1/2。

[0080]此外，可归用于气体混合器(44)的总体积优选相对于第一 反应器床(27)和重整床(21)的总体积定制。气体混合器(44)优选具有 相对回收器区(27)、重整区(21)和气体混合器(44)的结合体积的小于 约20％，更优选小于10％的总体积，

[0081]再次提及图2，构造的混合器(44)结合来自通道(33)和 (28)的气体，并且将结合的气体重新分配穿过并进入反应区(21)。在 一个优选的实施方案中，第一反应物和第二反应物都是气体，并且一 种包含了燃料且另一种包含氧化剂。燃料可以包括氢气、一氧化碳、 烃、含氧化合物、石化产品料流或其混合物。氧化剂通常包括含氧气 体，通常与氮气相混，例如空气。通过在混合器(44)中混合燃料和氧 化剂，气体燃烧，大部分燃烧在接近反应区(21)入口的位置发生。

[0082]接近重整器或反应区(21)的入口的燃料和含氧气体的燃 烧产生热的烟道气，随着烟道气体穿过该区域，该烟道气将反应区(21) 加热(或重加热)。调节含氧气体/燃料混合物的组成以提供反应区需要 的温度。组成以及因此的反应温度可以通过调节混合物中可燃和不可 燃组分之比来控制。例如，不可燃气体或其它流体，例如H2O、CO2、 和N2同样可以加入到反应物混合物中，以降低燃烧温度。在一个优选 实施方案中，不可燃气体包括蒸汽、烟道气、或贫氧的空气作为混合 物的至少一种组分。

[0083]再次提及再生图1(b)，在经由导管(18)耗尽之前，反应 的、热燃烧产物流经重整器(1)，从副终端(5)到主终端(3)。燃烧产物 的流动在重整区内产生了温度梯度，例如通常通过例图(8)所示的，该 梯度通过重整反应区轴向移动。在再生步骤的开始，这个出口温度可 以优选具有的初始值基本等于(通常在25℃以内)前述重整步骤中重 整原料的入口温度。由于进行再生步骤，随着温度曲线向出口移动， 这种出口温度将略为增加，并且可以在高于初始出口温度50至200℃ 下结束。优选地，再生步骤中的受热反应产物将第二反应器的至少一 部分，优选第二反应器(1)的副终端(5)加热到至少大约1500℃的温 度，更优选到至少大约1600℃的温度，更加优选在一些方法中到至少 大约1700℃的温度。温度和停留时间都与控制反应速度和产物有关。

[0084]反应器系统循环时间包括在再生所花时间加上重整所花 时间，加上在再生和重整之间转换所需的时间，反之亦然。因此，半 循环可以是基本上仅为再生所花的时间，或重整所花的时间。完整的 循环包括加热床、供给气化烃、将含有乙炔的反应产物骤冷。使用蜂 巢整体块的优选实施方案的典型循环时间可以在1秒至240秒之间， 但是在一些替换实施方案中可能需要更长的时间。对优选的整体块实 施方案更优选地，循环时间可以在2秒至60秒之间。再生和重整步骤 不是必需具有相同的时间，并且在特别精选的应用中可能这两个时间 将不相同。

[0085]如上所讨论，在一个优选的方面中，本发明提供了在再生 式热解反应器系统中将含非挥发性物的烃原料热解的方法，所述方法 包括：(a)在再生式热解反应器系统的上游将含非挥发性物的烃原料加 热到足以形成基本上不含非挥发性物的气相和含非挥发性物的液相的 温度；(b)将所述气相与所述液相分离；(c)将经分离的气相供给热解 反应器系统；和(d)在所述热解反应器系统中该经分离的气相转化以形 成热解产物。

[0086]在另一个方面中，本发明包括使用再生式热解反应器系统 由烃原料制造烃热解产物的方法，其中该反应器系统包括(i)包括第一 终端和第二终端的第一反应器，和(ii)包括主终端和副终端的第二反 应器，并且所述第一反应器和第二反应器彼此按串流关系取向使得所 述第二反应器的副终端紧邻所述第一反应器的第二终端，该方法包括 以下步骤：(a)在再生式热解反应器系统的上游将含非挥发性物的烃原 料加热到足以形成基本上不含非挥发性物的气相和含非挥发性物的液 相的温度；(b)将所述气相与所述液相分离；(c)经由第一反应器中的 第一通道供应第一反应物并经由第一反应器中的第二通道至少供应第 二反应物，使得从所述第一反应器的第一终端将所述第一反应物和所 述第二反应物供应所述第一反应器；(d)在所述第一反应器的第二终端 处将所述第一反应物和所述第二反应物合并并使该合并的反应物反应 以产生加热的反应产物；(e)让所述加热的反应产物穿过第二反应器以 将热量从所述反应产物转移至第二反应器以产生加热的第二反应器； (f)将步骤(b)的经分离的气相的至少一部分，和包括任何共原料例如 氢气、氢给体、稀释剂、汽提剂、甲烷等转移至热解反应器系统并通 过所述加热的第二反应器，以将所述蒸气原料的至少一部分转化成热 解产物；(g)将所述热解产物骤冷，优选在第一反应器中，以使转化反 应停止；和(h)从反应器系统回收经骤冷的热解产物。

[0087]本发明还包括在再生式热解反应器系统将含非挥发性物 的烃原料热解的设备，所述设备包括：(a)将含非挥发性物的烃原料加 热到足以形成基本上不含非挥发性物的气相和含非挥发性物的液相的 温度的加热器；(b)将所述气相与液相分离的分离器；和(c)再生式热 解反应器系统，以接收经分离的气相，在该热解反应器系统中将该经 分离的气相加热和转化以形成热解产物。

[0088]在又一个实施方案中，本发明包括使用再生式热解反应器 系统由烃原料制造烃热解产物的设备，该设备包括：(a)将含非挥发性 物的烃原料加热到足以形成基本上不含非挥发性物的气相和含非挥发 性物的液相的温度的加热器；(b)将所述气相与液相分离的分离器；和 (c)再生式热解反应器系统，以接收经分离的气相并所述热解反应器系 统中将所述经分离的气相转化以形成热解产物，该再生式热解反应器 系统包括；(i)包括第一终端和第二终端的第一反应器；和(ii)包括主 终端和副终端的第二反应器，所述第一反应器和第二反应器彼此按串 流关系取向；其中所述第一反应器包括用于将第一反应物输送通过所 述第一反应器的第一通道和用于将第二反应物输送通过所述反应器的 第二通道。

[0089]虽然已经根据某些实施方案描述和说明了本发明，但是 应该理解的是，本发明不限于所公开的特定方式并延伸至在权利要求 范围内的所有等效物。