多提升管反应器

发明领域

本发明涉及一种在烃转化方法，特别是在氧合物(oxygenate)转化 为烯烃的反应中使用的反应器。

发明背景

在工业反应器中，将含烃的原料转化为产品时，总是希望使想得 到的一种或多种产品的产率最大化，并且控制副产品的产率，一般是 使副产品的产率最小。进行烃转化反应使用的一种反应器类型是流化 床反应器，其中在与原料和其它汽态物质接触时，固体催化剂颗粒被 悬浮在流化状态中。这些类型的反应器通常具有圆筒状的反应器几何 形状。在流化床反应器中，降低副产品产率的一种方法包括，在流体 动力学流动方式下操作，以使气体表面速度达到这样一种速度，这种 速度高的足以使反应器中催化剂的净流在与原料和其它蒸汽的流动方 向相同的方向上流动，即，原料和其它蒸汽基本上夹带着催化剂颗粒 随它们一起流动。这些流动方式对本领域技术人员来说是公知的，如 快速流化床和提升管方式，更普遍的如输送方式(transport regime)， 并且在希望接近活塞流反应器类型的反应系统中是优选的。

总的来说，对于给定的反应器横截面积(在圆筒形反应器几何形 状中，它与直径成正比，更普遍的是与特征宽度成正比)，在流化床 反应器中的催化剂浓度随气体表面速度的增加而降低。较高的气体表 面速度一般要求较高的反应器高度，以使给定数量地原料接触必要数 量的催化剂。这些较高的气体表面速度需要较大的反应器长径比(反 应器高度与它的直径或特征宽度之比)。此外，在很多情况下，希望 制造具有非常大的横截面积的流化反应器，以在单个反应器设备中提 供非常大的原料通过量。然而，增加流化床直径，尤其在输送方式下， 还必需增加反应器高度。根据最小长径比，由于需要特定的最小反应 器高度以达到完全形成接近活塞流反应器状态的流动方式，就需要增 加高度。在输送方式流化床反应器的出口，并且特别是在进口，不稳 定状态的冲力作用控制着流体动力学性能(例如，原料蒸汽为了带起 并加速固体催化剂而抵抗重力需要的能量)，在某种意义上不能有助 于达到接近活塞流状态。直到沿反应器高度方向行进时这些冲力作用 消失，接近活塞流的流体/固体流动方式才能形成。最后，在输送方 式下，应使用较低活性的催化剂，还必须增加长径比来提供希望的较 高的原料转化率。

不幸地是，对于制造和维修来说，高长径比输送流化床反应器是 困难的和昂贵的。昂贵是因为在其顶部必须有一个非常大、非常重的 分离容器，经常被充满的重设备，来捕获和处理流动的催化剂和反应 器产品。随着反应器高度(长径比)的增加，可能需要更昂贵的支撑 结构。在世界上气候恶劣的某些地区，尤其是多风的地区，甚至需要 更多的结构支撑，并且某些长径比是不经济的，这就需要带有独立分 离容器的多个、完全的和独立的反应器系统。伴随着多个、完全的和 独立的反应器系统，导致了成本的倍增。

因此，在本领域对反应器有这样一种要求，它可以提供所希望的 长径比，而不需要不便利的高度，不必强加这样一种宽度，在这样的 宽度中所希望的、完全形成的流动方式是永远不可能得到的，或也不 必采用多个、独立的反应器系统。

发明概述

本发明针对本领域当前的需要，通过提供一种包括多个提升管反 应器的烃转化装置来提供了一种解决方案。通过提供多个提升管反应 器，可以降低原料转化反应器的宽度或直径，并因而可将更接近理想 的、完全形成的流动方式的希望的长径比保持在降低的和更易控制的 反应器高度。另外，本发明对给定的提升管反应器提供了适当的长径 比而不需要多个、独立的反应器系统。

本发明的一个方面涉及一种烃转化装置。这种烃转化装置包括： 多个提升管反应器，每个提升管反应器都具有可送入催化剂的第一端 和可使催化剂离开该提升管反应器的第二端；催化剂停留区，用来容 纳可送入提升管反应器的催化剂；分离区，提升管反应器的第二端插 入其中，该分离区用来将催化剂与在烃转化装置中进行反应的产品分 离；与分离区和催化剂停留区流体连通的催化剂回路；和进料分布器， 它至少包括一个接近每个提升管反应器的第一端设置的进料头。

本发明的另一个方面涉及另一种烃转化装置。这种装置包括： 多个提升管反应器，每个提升管反应器都具有可送入催化剂的第一端 和可使催化剂离开该提升管反应器的第二端；分离区，提升管反应器 的第二端插入其中，该分离区用来将催化剂与在烃转化装置中进行反 应的产品分离；和至少一个与分离区和提升管反应器的第一端流体连 通的催化剂回路，该催化剂回路用来将催化剂从分离区传递到提升管 反应器的第一端。

本发明的再一个方面涉及一种烃转化方法。该方法包括以下步骤： (a)使可流化的催化剂与流化流体接触以流化这种可流化的催化剂； (b)将催化剂和进料送入多个提升管反应器，这种多个提升管反应器 是单个烃转化装置的一部分；(c)在多提升管反应器中进料与催化剂 反应，这种进料与催化剂的反应生成产品；(d)在分离区将催化剂与 产品分离，该分离区与多提升管反应器流体连通；(e)使催化剂从分 离区返回多提升管反应器；和(f)重复步骤(a)-(e)。

根据下述本发明的详细说明和附图以及权利要求，本发明的上述 和其它优点将变得更清楚。

本发明的详细说明

图1为本发明烃转化装置10的局部剖视图。装置10包括壳体12， 多提升管反应器20，进料分布器30和催化剂回路50。

继续参看图1，壳体12形成分离区14，在分离区14中，将烃转 化反应的产品与催化烃转化反应的催化剂分离。壳体12包括第一端 16和第二端18。分离区14可以另外包含一个或多个用来将产品与催 化剂分离的分离设备，未示出。有效的分离设备将在下面结合本发明 的其它实施方案的论述来讨论。另外，分离设备可以设置在分离区14 的外部，即，烃转化装置10的壳体12的外部，或者外部和内部联合 来设置分离设备。

提升管反应器20插入壳体12中并插入分离区14。通过将提升管 反应器20插入壳体12和分离区14，得到给定提升管反应器20的希 望的长径比所要求的高度与壳体12、分离区14和其它相关空间的所 需高度的至少一部分一致，这降低了本发明的烃转化反应器10的总高 度。每个提升管反应器20都包括向其中送入催化剂和原料以进行烃转 化反应的第一端22。每个提升管反应器20进一步包括从其中使催化 剂、产品和未反应的进料(如果有的话)离开提升管反应器20的第二 端24。每个提升管反应器20的第一端22都端接在嘴26中，通过嘴 26将催化剂和进料送入提升管反应器20。在烃转化装置10中使用的 提升管反应器20的数量取决于在装置10中要进行的烃转化方法。装 置10可以包含2个、3个、4个、5个、6个以及甚至超过6个的提升 管反应器20。

提升管反应器20的大小取决于诸如气体表面速度、固体的流体动 力学、压力和所希望的烃转化方法的生产能力等参数。在本发明中， 每个提升管反应器20最好具有10-70米的高度以及1-3米的宽度 (或直径)。所有的提升管反应器20从它们的第一端22至它们的第 二端24具有近似的高度。优选地，从一个提升管反应器20至另一个 提升管反应器20的提升管反应器20的高度变化不超过20％，更优选 地，高度变化不超过10％，和，最优选地，高度变化不超过1％。

在本发明中，每个提升管反应器20沿其整个高度上具有近似的横 截面积。优选地，每个提升管反应器20具有不大于12m2的横截面积， 更优选地，每个提升管反应器20具有不大于7m2的横截面积，最优选 地，每个提升管反应器20具有不大于3.5m2的横截面积。优选地，从 一个提升管反应器20至另一个提升管反应器20的提升管反应器20 的横截面积变化不超过20％，更优选地，提升管反应器20的横截面 积变化不超过10％，最优选地，提升管反应器20的横截面积变化不 超过1％。如果一个或多个提升管反应器20沿提升管反应器20的高 度上在不同的点既具有最大的又具有最小的横截面积，优选地，从一 个提升管反应器20至另一个提升管反应器20的提升管反应器20的最 大横截面积变化不超过20％，并且从一个提升管反应器20至另一个 提升管反应器20的提升管反应器20的最小横截面积变化不超过20 ％。更优选地，一个提升管反应器20的最大横截面积与另一个提升管 反应器20的最大横截面积变化不超过10％，并且最小横截面积与另 一个提升管反应器20的最小横截面积变化不超过10％。最优选地， 一个提升管反应器20的最大横截面积与另一个提升管反应器20的最 大横截面积变化不超过1％，并且最小横截面积与另一个提升管反应 器20的最小横截面积变化不超过1％。

优选地，每个提升管反应器20的横截面积沿其整个高度上的变化 不超过50％，更优选地，每个提升管反应器20的横截面积沿其整个 高度上的变化不超过30％，最优选地，每个提升管反应器20的横截 面积沿其整个高度上的变化不超过10％。

为了向提升管反应器20中提供原料，接近提升管反应器20的第 一端22处至少设置一个进料分布器30。接近提升管反应器20的第一 端22处可以设置多于一个的进料分布器30以提供各种状态的进料， 例如，一个进料分布器30可以提供蒸汽形式的进料，而第二个进料分 布器30可以提供液体形式的进料。进料分布器30包括主体32，从主 体32中伸出多个颈34。每个提升管反应器20至少具有一个相关的颈 34。每个颈34都端接有头部36。每个颈34的每个头部36被设置在 邻近每个提升管反应器20的第一端22处。优选地，每个头部36向上 插入每个提升管反应器20中。更优选地，在每个提升管反应器20的 第一端22，每个头部36都设置在嘴26处或高于嘴26设置。进料分 布器30可以包括任选的流量控制装置，未示出，设置在进料分布器 30上，用来控制每个颈34的进料量，或者可将流量控制装置设置在 每个颈34上。流量控制装置除控制流量外，还可以被用来测量流量。 另外，可将喷嘴(未示出)设置在每个头部36处，以进一步控制每个 提升管反应器20的进料分布。此外，每个头部36上都可以安装筛网 装置，未示出，以防止催化剂倒流入进料分布器30的任何一个颈34， 并进而进入进料分布器30的主体32。

至少一个催化剂回路50在壳体12的分离区14和提升管反应器20 之间提供流体连通。特别地，每个催化剂回路50在分离区14和每个 提升管反应器20的第一端22之间提供流体连通。每个催化剂回路50 都具有第一端52和第二端54。催化剂回路50的第一端52通向壳体 12的第二端18，催化剂回路50的第二端54通向邻近提升管反应器 20处。每个催化剂回路50都被用来从壳体12的分离区14向提升管 反应器20的第一端22输送催化剂。装置10可以包括1个、2个、3 个、4个、5个、6个或更多的催化剂回路50。典型地，尽管不是必需 的，催化剂回路50的数量与提升管反应器20的数量相一致。在图1 所示的实施方案中，催化剂回路50位于提升管反应器20的外部。然 而，正如随后描述的实施方案所表示的，催化剂回路50可以被包含在 共同的壳体内，或相对于提升管反应器20来说内部地设置，或它们的 一些结合来设置。通过催化剂回路50的催化剂流量可以任选地通过使 用设置在每个催化剂回路50上的流量控制装置56来控制。流量控制 装置56可以是当前本领域用来控制通过催化剂输送管路的催化剂流 量使用的任何型式的流量控制装置。如果使用的话，流量控制装置56 优选为球阀、旋塞阀或滑阀。

装置10还包括底部60。在图1所示的实施方案中，底部60、催 化剂回路50和提升管反应器20的第一端22限定了催化剂停留区62。 提供催化剂停留区62用来保持用于催化在装置10中进行的烃转化反 应的催化剂。催化剂回路50在分离区14和催化剂停留区62之间提供 了流体连通。为此，催化剂回路50的第二端54通向催化剂停留区62。 本领域的技术人员将体会到，催化剂停留区62和催化剂回路50之间 的边界是流体，并且至少部分地取决于催化剂回路50和催化剂停留区 62中含有的催化剂量。

在装置10的底部60或其附近还设置了流体分布器70。流体分布 器70包括导管72，从导管72将流化流体送入催化剂停留区62以流 化催化剂停留区62和催化剂回路50中的可流化的催化剂。如图1所 示，额外的或可代替的流体分布器70也可以设置在每个催化剂回路 50上以流化每个催化剂回路50中含有的可流化的催化剂。

烃转化装置10还可包括出口80，催化剂可通过出口80从装置10 中移出。出口80被表示为设置在壳体12的第二端18上，但也可以设 置在装置10的其它位置。装置10还可包括入口82，催化剂可通过入 口82被放入装置10中。尽管入口82被表示为设置在壳体12的第一 端16上，但入口82还可设置在装置10的任何其它位置。可设置管线 84来从装置10中移出烃转化产品。

附图简述

图1为本发明烃转化装置的局部剖视图；

图2为本发明烃转化装置的另一实施方案的局部剖视图；

图3为本发明烃转化装置的再一实施方案的局部剖视图；

图4为本发明烃转化装置的进一步实施方案的局部剖视图；

图5为提升管反应器和催化剂回路的典型排列和配置的剖视图。

如图1所示，本发明的烃转化装置10可任选地包括相关的催化剂 再生装置90。催化剂再生装置90与烃转化装置10流体连通。催化剂 再生装置90包括催化剂再生器92，它与烃转化装置10流体连通，和 任选的催化剂汽提器94，它与催化剂再生器92流体连通并可与烃转 化装置10流体连通。第一管线96在催化剂汽提器94和壳体12的出 口80之间提供了流体连通。第二管线98在催化剂汽提器94和催化剂 再生器92之间提供了流体连通。第三管线100在催化剂再生器92和 壳体12的入口82之间提供了流体连通。流量控制装置102可任选地 设置在第一管线96上，以控制壳体12和催化剂汽提器94之间的催化 剂流量。流量控制装置104可任选地设置在第二管线98上，以控制催 化剂汽提器94和催化剂再生器92之间的催化剂流量。最后，流量控 制装置106可被设置在第三管线100上，以控制催化剂再生器92和壳 体12之间的催化剂流量。流量控制装置102、104和106可以是当前 本领域用来控制通过催化剂输送管的催化剂流量使用的任何类型的流 量控制装置。可用的流量控制装置包括球阀、旋塞阀和滑阀。尽管催 化剂汽提器94在图1中被表示为与催化剂再生器92分开，但本领域 的技术人员将体会到，催化剂汽提器94还可以与催化剂再生器92构 成一个整体。本领域的技术人员还会体会到，尽管图1将第三管线100 表示为将催化剂通过管线82返回分离区14，但催化剂还可以返回到 催化剂回路50、催化剂停留区62以及分离区14、催化剂回路50和催 化剂停留区62的结合。

操作时，如图1所示，烃转化装置10按以下方式运行。在装置10 中装填适于进行希望的烃转化反应的适当数量的催化剂。催化剂应是 可流化的一种类型。催化剂停留区62中含有至少一部分催化剂。为在 催化剂停留区62中流化催化剂，将流化流体通过入口72送入流体分 布器70中。流化流体被送入催化剂停留区62和烃转化装置10的催化 剂回路50。可用的流化流体包括但不限于惰性气体、氮气、蒸汽、二 氧化碳、烃和空气。流化流体的选择取决于在烃转化装置10中进行的 转化反应的类型。优选地，流化流体在烃转化装置10中进行的反应中 是非反应性的(即，惰性的)。换言之，所希望的是，流化流体除了 流化可流化的催化剂以外，不参与在烃转化装置10中进行的烃转化过 程。

一旦催化剂达到可接受的流化状态，就通过进料分布器30将原料 送入烃转化装置10中。原料进入进料分布器30的主体32，穿过进料 分布器30的颈34并从进料分布器30的头部36排出。原料从提升管 反应器20的第一端22被分配到每个提升管反应器20中。优选地，以 基本相等的物流将原料供给每个提升管反应器20。“基本相同”是指， 一个提升管反应器20与另一个提升管反应器20相比，从进料分布器 30供给每个提升管反应器20的进料的流量以体积流率计其变化范围 不超过25％，并且以质量百分数计进料中每个组分的变化范围不超过 25％。更优选地，一个提升管反应器20与另一个提升管反应器20相 比，从进料分布器30供给每个提升管反应器20的进料的流量以体积 流率计其变化范围不超过10％，并且以质量百分数计进料中每个组分 的变化范围不超过10％。最优选地，一个提升管反应器20与另一个 提升管反应器20相比，从进料分布器30供给每个提升管反应器20 的进料的流量以体积流率计其变化范围不超过1％，并且以质量百分 数计进料中每个组分的变化范围不超过1％。

由进入提升管反应器20的第一端22的进料速率和在催化剂回路 50及催化剂停留区62中的可流化的催化剂高度的压力产生的压差将 催化剂吸入提升管反应器20的第一端22中。按照教科书的公知原理， 即一种流体(在此为进料)的动能可用来移动另一种流体(在此为流 化的催化剂)，根据这一原理，通过提升管反应器20来输送催化剂。 催化剂和进料从提升管反应器20的第一端22移动到第二端24。随着 催化剂和进料通过提升管反应器20的移动，发生烃转化反应并生成转 化的产品。

由于按照这些特征来设计烃转化装置10，每个单独的提升管反应 器20以基本相同的方式操作。根据本发明，所希望的是，既保持供给 每个提升管反应器20的反应物进料流率相同，也保持供给每个提升管 反应器20的催化剂进料流率相同。因此，对于想得到的产品的进料转 化率和选择性将是基本相同的，并且可在最适宜的操作条件下运行。

转化的产品、未反应的进料(如果有的话)和催化剂从其第二端 24离开提升管反应器20，并进入壳体12的分离区14。在壳体12的 第二端16，通过分离器(未示出)，如旋风分离器、过滤器、筛网、 冲击装置(impingement device)、滤板(plate)、滤锥(cone)、 将催化剂与转化反应的产品分离的其它装置、以及它们的结合，将转 化的产品和未反应的进料(如果有的话)与催化剂分离。优选地，转 化的产品和未反应的进料(如果有的话)通过一系列的旋风分离器来 分离。一旦将催化剂与转化的产品和未反应的进料(如果有的话)分 离开，就将转化的产品和未反应的进料(如果有的话)通过管线84从 壳体12中移出，以进一步处理，如分离和纯化。与产品和未反应的进 料分离后的催化剂从壳体12移入催化剂停留区62。催化剂通过催化 剂回路50的第一端52离开壳体12，并通过催化剂回路50移至催化 剂回路50的第二端54，从这里，催化剂移至催化剂停留区62。如果 需要，通过催化剂回路50的催化剂的流量可以用流量控制装置56来 控制。如果使用流量控制装置56，可流化的催化剂的高度保持在高于 催化剂回路50中的每个流量控制装置56的位置，以使流量控制装置 56正常工作。

如果必要或者希望的话，可将至少一部分催化剂循环至催化剂再 生装置90，如图1所示。要再生的催化剂通过出口80从壳体12中移 出，并且，如果需要，将其通过第一管线96输送到催化剂汽提器94。 烃转化装置10和催化剂汽提器94之间的催化剂流量可通过流量控制 装置102来控制。在催化剂汽提器94中，催化剂被汽提走大多数易移 除的有机材料(有机物)。独立的烃转化方法的汽提过程和条件是本 领域的技术人员所熟知的。将汽提的催化剂从催化剂汽提器94通过第 二管线98输送到催化剂再生器92。通过第二管线98的催化剂的流量 可任选地用任选的流量控制装置104来控制。在催化剂再生器92中， 在烃转化反应期间，催化剂上形成的碳质沉积物被至少部分地从催化 剂上移走。然后，再生的催化剂通过第三管线100被输送到烃转化装 置10的壳体12。通过第三管线100的催化剂流量可任选地用流量控 制装置106来控制。一般将输送气体提供给第三管线100，以促进催 化剂从催化剂再生器92输送到烃转化装置10。催化剂从入口82返回 到壳体12中。

在图2的局部剖视图中表示了本发明的另一个烃转化装置110的 实施方案。装置110包括壳体120，多个提升管反应器130，进料分布 器140和催化剂回路150。

继续参看图2，壳体120形成分离区122，在分离区122中，将烃 转化反应的产品与催化烃转化反应的催化剂分离。壳体120包括第一 端124和第二端126。壳体120限定了一个静止区128，从这里可将催 化剂从烃转化装置110中抽出。

提升管反应器130插入壳体120和分离区122。每个提升管反应器 130包括向其中送入催化剂和原料以进行烃转化反应的第一端132。每 个提升管反应器130进一步包括从其中使催化剂、产品和未反应的进 料(如果有的话)离开提升管反应器130的第二端134。每个提升管 反应器130的第一端132端接在嘴136中，通过嘴136将催化剂和原 料送入提升管反应器130。如上所述，在烃转化装置110中使用的提 升管反应器130的数量取决于在装置110中要进行的烃转化方法。提 升管反应器130的数量和尺寸可结合上面对图1的描述来讨论。

为了向提升管反应器130中提供原料，接近提升管反应器130的 第一端132处至少设置一个进料分布器140。可以设置多于一个的进 料分布器140以提供各种状态的进料，例如，一个进料分布器140可 以提供蒸汽形式的进料，而第二个进料分布器140可以提供液体形式 的进料。进料分布器140包括主体142，从主体142中伸出多个颈144。 每个提升管反应器130至少具有一个相关的颈144。每个颈144的每 个头部146设置在邻近每个提升管反应器130的第一端132处。优选 地，每个头部146向上插入每个提升管反应器130。更优选地，每个 头部146设置在每个提升管反应器130的第一端132处的嘴136处或 高于嘴136设置。进料分布器140可以包括任选的流量控制装置，未 示出，设置在进料分布器140上，用来向每个颈144提供相等的进料 量，或者可将流量控制装置设置在每个颈144上。流量控制装置除控 制流量外，还可以被用来测量流量。另外，可将喷嘴(未示出)设置 在每个头部146处，以进一步控制每个提升管反应器130的进料分布。 此外，每个头部146可以安装筛网装置，未示出，以防止催化剂倒流 入进料分布器140的任何一个颈144，并进而进入进料分布器140的 主体142。

至少一个催化剂回路150在壳体120的分离区122和提升管反应 器130之间提供流体连通。每个催化剂回路150具有第一端152和第 二端154。催化剂回路150的第一端152通向邻近壳体120的第二端 126处，催化剂回路150的第二端154通向提升管反应器130。每个催 化剂回路150都被用来从壳体120的分离区122向提升管反应器130 的第一端132输送催化剂。装置110可以包括1个、2个、3个、4个、 5个、6个或更多的催化剂回路150。典型地，尽管不是必需的，催化 剂回路150的数量与提升管反应器130的数量相当。通过催化剂回路 150的催化剂流量可以通过使用设置在每个催化剂回路150上的流量 控制装置(未示出)可任选地来控制。流量控制装置可以是当前本领 域用来控制通过催化剂输送管路的催化剂流量使用的任何型式的流量 控制装置。如果使用的话，流量控制装置优选为球阀、旋塞阀或滑阀。

装置110还包括底部160。在图2所示的实施方案中，底部160、 催化剂回路150和提升管反应器130的第一端132限定了催化剂停留 区162。催化剂回路150的第二端154通向催化剂停留区162。催化剂 停留区162被用来保持用来催化在装置110中进行的烃转化反应的催 化剂。本领域的技术人员将体会到，催化剂停留区162和催化剂回路 150之间的边界是流体，并至少部分地取决于催化剂停留区162和催 化剂回路150中含有的催化剂量。

在装置110的底部160或其附近还设置了流体分布器170。流体分 布器170包括导管172，从导管172将流化流体送入催化剂停留区162 以流化催化剂停留区162和催化剂回路150中包含的可流化的催化剂。 如图2所示，也可以在催化剂回路150上设置额外的流体分布器170 以在催化剂回路150中提供额外的流化流体。

烃转化装置110还可包括出口180，催化剂可通过出口180从装置 110中移出。出口180被设置在邻近壳体120的第二端126中的静止 区128处。所希望的是，如此设置出口180，以使催化剂可通过静止 区128从壳体120中移出。装置110还可包括入口182，催化剂可通 过入口182被放入装置110中。尽管入口182被表示为设置在壳体120 的第二端126上，但入口182还可设置在装置110的任何其它位置。 可设置管线184来从烃转化装置110的分离区122移出产品和未反应 的进料(如果有的话)。

一系列分离装置186被表示为设置在壳体120的分离区122中。 分离装置186可以是旋风分离器、过滤器、筛网、冲击装置、滤板、 滤锥或从转化反应的产品中分离催化剂的任何其它装置。

冲击装置190被设置在壳体120的第一端124内。冲击装置190 的设置是针对离开提升管反应器130并远离提升管反应器130的第二 端134的催化剂，并限制落回提升管反应器130的催化剂数量。优选 地，冲击装置190被设置在提升管反应器130的第二端134的对面。

图2中还表示了一系列的支柱192。支柱192仅被表示为支撑烃转 化装置110的一个可能方式的图例。

本领域的技术人员将体会到，图2所示的烃转化装置起的作用与 图1表示的烃转化装置相同，除了对图1中未表示的特征进行描述外， 将不再进行详细的讨论。

参见图2，将催化剂提供给催化剂停留区162，并在催化剂停留区 162和催化剂回路150中通过从流体分布器170提供的流化流体将其 流化。从进料分布器140将原料提供给提升管反应器130。提供给每 个提升管反应器130的进料量与上述结合图1的描述相同。催化剂和 进料以与上述结合图1中的提升管反应器20的描述相同的方式，通过 提升管反应器130向上流动。

继续参见图2，催化剂、产品和未反应的进料(如果有的话)从提 升管反应器130的第二端134排出并进入壳体120的分离区122。至 少一部分，并且希望为大多数的催化剂与冲击装置190接触，并使其 朝壳体120的侧面偏斜。分离器186从产品和未反应的进料中分离至 少一部分催化剂。产品和未反应的进料通过管线184从烃转化装置110 的壳体120中移出。由分离器186分离的催化剂落到静止区128。将 剩余的催化剂通过催化剂回路150返回，以与进料接触。

可将静止区128中含有的部分催化剂经出口180从烃转化装置110 中移出，并将其送到催化剂再生装置，例如如图1所示的催化剂再生 装置90，或从烃转化装置110中移出以供进一步的处理。另外，静止 区128中的催化剂可以溢出并进入催化剂回路150，并被返回以接触 进料。

本发明烃转化装置的另一个实施方案表示在图3中。装置200包 括壳体212，多个提升管反应器220，进料分布器230和催化剂回路 250。

继续参看图3，壳体212限定了分离区214，在分离区214中，将 烃转化反应的产品与催化烃转化反应的催化剂分离。壳体212包括第 一端216和第二端218。

提升管反应器220插入壳体212和分离区214。每个提升管反应器 220包括向其中送入催化剂和原料以进行烃转化反应的第一端222。每 个提升管反应器220进一步包括从其中使催化剂、产品和未反应的进 料(如果有的话)离开提升管反应器220的第二端224。每个提升管 反应器220的第一端222端接在嘴226上，通过嘴226将催化剂和原 料送入提升管反应器220。提升管反应器220的数量和尺寸可结合上 面图1的描述来讨论。

继续参见图3，为了向提升管反应器220中提供原料，在接近提升 管反应器220的第一端222处至少设置一个进料分布器230。可以使 用多于一个的进料分布器230以提供各种状态的进料，例如，一个进 料分布器230可以提供蒸汽形式的进料，而第二个进料分布器230可 以提供液体形式的进料。每个进料分布器都包括一个主体，未表示， 从主体中伸出至少一个颈232。每个提升管反应器220至少具有一个 相关的颈232。每个进料分布器230端接一个头部234。每个头部234 设置在邻近每个提升管反应器220的第一端222处。优选地，每个头 部234向上插入每个提升管反应器220。更优选地，每个头部234设 置在每个提升管反应器220的第一端222的嘴226处或高于嘴226的 位置。进料分布器230可以包括任选的流量控制装置，未示出，设置 在进料分布器230上，用来向每个头部234提供相等的进料量。流量 控制装置同样可以被用来测量流量。另外，可将喷嘴(未示出)设置 在每个头部234上，以进一步控制每个提升管反应器220的进料分布。 此外，每个头部234可以安装筛网装置，未示出，以防止催化剂倒流 入任何进料分布器230。

在图3所示的烃转化装置200中，对应于提升管反应器220的中 心处，设置了单个催化剂回路250。催化剂回路250在壳体212的分 离区214和提升管反应器220之间提供流体连通。催化剂回路250具 有第一端252和第二端254。催化剂回路250的第一端252通向壳体 212的第一端214，催化剂回路250的第二端254通向提升管反应器 220。一系列的支路(arm)256被设置在催化剂回路250的第二端254 处。支路256从催化剂回路250伸向每个提升管反应器220，并在催 化剂回路250和提升管反应器220之间提供流体连通。支路256的数 量与提升管反应器220的数量相当，每个提升管反应器220都具有至 少一个相应的支路256。提供催化剂回路250以从壳体212的分离区 214向提升管反应器220的第一端222输送催化剂。通过催化剂回路 250的催化剂流量可以通过使用设置在催化剂回路250或每个支路256 上的流量控制装置258任选地来控制。流量控制装置258可以是当前 本领域用来控制通过催化剂输送管路的催化剂流量使用的任何型式的 流量控制装置。如果使用的话，流量控制装置258优选为球阀、旋塞 阀或滑阀。

在图3所示的实施方案中，催化剂回路250的第一端252和支路 256限定了催化剂停留区262。催化剂回路250的支路256通向催化剂 停留区262。提供催化剂停留区262以保持用来催化在装置200中进 行的烃转化反应的催化剂。本领域的技术人员将体会到，催化剂停留 区262和催化剂回路250之间的边界是流体，并至少部分地取决于催 化剂停留区262和催化剂回路250的支路256中含有的催化剂量。

在催化剂停留区262的下面至少设置一个流体分布器270。流体分 布器270包括导管272，将流化流体送入导管272以流化催化剂停留 区262和催化剂回路250中的可流化的催化剂。如图3所示，也可以 在催化剂回路250上设置额外的流体分布器270以在催化剂回路250 中提供额外的流化流体。

烃转化装置200还可包括出口280，催化剂可通过出口280从装置 200中移出。出口280被表示为设置在壳体212的第二端218上，但 也可以设置在装置200上的其它位置。装置200还可包括入口282， 催化剂可通过入口282被放入装置200中。尽管入口282被表示为设 置在壳体212的第二端218上，但入口282还可设置在装置200的任 何其它位置。可设置管线284来从烃转化装置200中移出产品。

一系列分离装置286被表示为设置在壳体212的分离区214中。 分离装置286可以是旋风分离器、过滤器、筛网、冲击装置、滤板、 滤锥或从转化反应的产品中分离催化剂的任何其它装置。图3表示的 分离装置286为旋风分离器288。

图3中还表示了一系列的支柱292。支柱292仅被表示为支撑烃转 化装置200的一个可能方式的图例。

图3所示的烃转化装置200的运行与图1和图2表示的烃转化装 置相似。图3所示的装置200以下列方式运行。

在装置200中装填适当数量的催化剂，催化剂保持在催化剂回路 250和催化剂停留区262中。在催化剂回路250和催化剂停留区262 中，凭借从流体分布器270的导管272提供给烃转化装置200的流化 流体将催化剂流化。进入提升管反应器220的催化剂流量可通过流量 控制装置258来控制。从进料分布器230将原料提供给提升管反应器 220。提供给提升管反应器220的进料量与上述结合图1的描述相同。 进料和催化剂通过上述所教导的方法在提升管反应器220中向上流 动。

催化剂、产品和未反应的进料(如果有的话)从提升管反应器220 的第二端224离开提升管反应器220。通过分离装置286将催化剂与 产品和其它未反应的进料分离。将分离的催化剂送到壳体212的第二 端218，而产品和未反应的进料通过管线284从该装置中移出。

可将部分催化剂经出口280从装置200中移出，并将其送到再生 装置，未表示，或从装置200中移出全部的催化剂。将再生的催化剂 经入口282返回装置200。

分离的催化剂进入催化剂回路250的第一端252，并在烃转化反应 中循环使用。将这种催化剂通过催化剂回路250返回到催化剂停留区 262，在这里，通过流体分布器270提供的流化流体将催化剂保持在流 化的状态。

图4表示了另一个烃转化装置300的实施方案。装置300包括壳 体310，多个提升管反应器330，进料分布器340和流体分布器350。

继续参看图4，壳体310由壁312形成，并且是中空的。壳体310 具有第一端314和第二端316。壳体310的第一端314限定了分离区 318，在分离区318中，将催化剂与烃转化反应的产品分离。壳体310 还包括延长壁320，它从壳体310的第二端316向上延伸进入壳体310 的第一端314，和汇集部322。延长壁320和汇集部322限定了静止区 324，部分催化剂在被从壳体310移出之前可在静止区324中保存。

在图4所示的实施方案中，多个提升管反应器330被设置在壳体 310的内部，如图4所示。每个提升管反应器330基本上平行于壳体 310的纵轴延伸，并具有壁331。每个提升管反应器330都具有第一端 332和第二端334。每个提升管反应器330的第一端332被设置在壳体 310的第二端316内。每个提升管反应器330的第二端334伸入壳体 310的第一端314中。每个提升管反应器330的第一端332端接嘴335， 催化剂和进料可通过嘴335被送入提升管反应器330。虽然图4中表 示的烃转化装置300含有三个提升管反应器330，但也希望装置300 含有两个或更多的提升管反应器330。提升管反应器330的数量和尺 寸可结合图1的描述。

继续参见图4，壳310的壁312和每个提升管反应器330的壁331 限定了催化剂停留区336。催化剂停留区336含有催化烃转化反应使 用的催化剂。装置300运行时，催化剂停留区336含有的催化剂为流 化的状态，将在下面详细描述。壳体310的延长壁320、壁312和每 个提升管反应器330的壁331还限定了催化剂回路338。催化剂回路 338用来将在烃转化反应使用过的催化剂从位于壳体310的第一端314 中的分离区318送至催化剂停留区336。本技术领域的技术人员将体 会到，催化剂停留区336和催化剂回路338之间的边界是流体，并至 少部分地取决于催化剂停留区336中含有的催化剂量。

为了向提升管反应器330中提供原料，接近提升管反应器330的 第一端332处至少设置一个进料分布器340。可以使用多于一个的进 料分布器340以提供各种状态的进料，例如，一个进料分布器340可 以提供蒸汽形式的进料，而第二个进料分布器340可以提供液体形式 的进料。进料分布器340包括主体342，从主体342中伸出多个颈344。 每个提升管反应器330至少具有一个相关的颈344。每个颈344端接 头部346。每个颈344的每个头部346设置在邻近每个提升管反应器 330的第一端332处。优选地，每个头部346插入每个提升管反应器 330。更优选地，将每个头部346设置在每个提升管反应器330的第一 端332处的嘴335或高于嘴335设置。进料分布器340可以包括任选 的流量控制装置348，设置在进料分布器340上，用来给每个颈344 提供相等的进料量，并且，如果需要的话，用来测量通过每个颈344 的流量。如图4所示，流量控制装置348为阀350。可用的阀门型式 如上所述。另外，可将喷嘴(未示出)设置在每个头部346处，以分 布进入每个提升管反应器330的原料。此外，每个头部346可以安装 筛网装置，未示出，以防止催化剂倒流入任何一个进料分布器340的 颈344，并进而进入进料分布器340的主体342。

在壳体310的第二端316处还设置了流体分布器350。流体分布器 350包括导管352，向导管352中送入流化流体以流化催化剂停留区 336和催化剂回路338中的可流化的催化剂。在流体分布器350和催 化剂停留区336之间可设置任选的分散器354，以分散催化剂停留区 336和催化剂回路338之上的流化流体。分散器354可优选地在壳体 310的第二端316中垂直于壳体310的纵轴设置。分散器354可以是 筛网、栅格、孔板或类似装置，通过它送入流化流体以向催化剂停留 区336提供均匀的流化流体分布。

为了将烃转化反应的产品与催化剂分离，可以在壳体310的第一 端314设置一个分离器360或一系列的分离器360。图4中表示的分 离器360为旋风分离器362。也可以将诸如过滤器、筛网、冲击装置、 滤板、滤锥或任何其它可将转化反应的产品与催化剂分离的装置的其 它型式的分离器360设置在壳体310的第一端314。分离器360的数 量取决于所希望的操作效率、催化剂的颗粒尺寸、气体表面速度、生 产能力以及其它参数。通过一个或多个管线364从壳体310中移出产 品以供进一步的处理，如分离和纯化。

装置300还可包括出口370，催化剂可通过出口370从壳体310 中移出，以及入口372，催化剂可通过入口372被放入壳体310中。 出口370和入口372的位置没有严格规定。然而，所希望的是，设置 的出口370可将催化剂通过静止区324从壳体310中移出。

将冲击装置380设置在壳体310的第一端314内。冲击装置380 的设置是针对离开提升管反应器330并远离提升管反应器330的第二 端334的催化剂，并限制落回提升管反应器330的催化剂数量。

图4还表示了支柱392。支柱392仅被表示为支撑烃转化装置300 的一个可能方式的图例。

如图4所示，烃转化装置300可任选地包括相关的催化剂再生装 置90，它与烃转化装置300流体连通。催化剂再生装置90包括催化 剂再生器92，它与烃转化装置300流体连接，和任选的催化剂汽提器 94，它与催化剂再生器92流体连通并可与烃转化装置300流体连通。 第一管线96在催化剂汽提器94和壳体310之间通过出口370提供流 体连通。第二管线98在催化剂汽提器94和催化剂再生器92之间提供 流体连通。第三管线100在催化剂再生器92和壳体310上的入口372 之间提供流体连通。流量控制装置102可任选地设置在第一管线96上， 以控制壳体310和催化剂汽提器94之间的催化剂流量。流量控制装置 104可任选地设置在第二管线98上，以控制催化剂汽提器94和催化 剂再生器92之间的催化剂流量。最后，流量控制装置106可任选地设 置在第三管线100上，以控制催化剂再生器92和壳体310之间的催化 剂流量。流量控制装置102、104和106可以是当前本领域用来控制通 过催化剂输送管的催化剂流量使用的任何类型的流量控制装置。可用 的流量控制装置包括球阀、旋塞阀和滑阀。尽管催化剂汽提器94在图 4中被表示为与催化剂再生器92分开，但本领域的技术人员体会到， 催化剂汽提器94还可以与催化剂再生器92构成一个整体。本领域的 技术人员还会体会到，尽管图4将第三管线100表示为将催化剂通过 入口372返回分离区318，但催化剂还可以返回到催化剂回路338、催 化剂停留区336以及分离区318、催化剂回路338和催化剂停留区336 的结合。

操作时，如图4所示，烃转化装置300按以下方式运行。在催化 剂停留区336装填适于进行希望的烃转化反应的催化剂。催化剂应是 可流化的一种类型。为流化催化剂停留区336和催化剂回路338中的 催化剂，将流化流体通过导管352送入流体分布器350。通过分散器 354将流化流体分散在烃转化装置300的壳体310内。可用的流化流 体包括但不限于氮气、蒸汽、二氧化碳、烃和空气。流化流体的选择 取决于在烃转化装置300中进行的烃转化反应的类型。

一旦催化剂达到可接受的流化状态，就通过进料分布器340将原 料送入烃转化装置300。原料进入进料分布器340的主体342，穿过进 料分布器340的颈344并从进料分布器340的头部346排出。通过提 升管反应器330的第一端332处的嘴335将原料分配到每个提升管反 应器330中。

由进入提升管反应器330的第一端332的进料速率和催化剂停留 区336中的可流化的催化剂高度的压力产生的压差将催化剂吸入提升 管反应器330的第一端332中。按照教科书的公知原理，即一种流体 (在此时为进料)的动能可用来移动另一种流体(在此时为流化的催 化剂)，通过提升管反应器330来输送催化剂。催化剂和进料从提升 管反应器330的第一端332移动到第二端334。随着催化剂和进料通 过提升管反应器330的移动，发生烃转化反应并生成转化的产品。

转化的产品、未反应的进料(如果有的话)和催化剂从其第二端 334离开提升管反应器330，并进入壳体310的第一端314中的分离区 318。在催化剂分离区318中，通过分离器360将转化的产品和未反应 的进料(如果有的话)与催化剂分离。优选地，转化的产品、未反应 的进料(如果有的话)是通过一系列的旋风分离器362来分离的，如 图4所示。另外，离开提升管反应器330的至少一部分催化剂与冲击 装置380接触，并且被从提升管反应器330的第二端334远离偏向静 止区324。

一旦将催化剂与转化的产品和未反应的进料(如果有的话)分离 开，就将其通过管线364从壳体310中移出，以进一步处理，如分离 和纯化。部分催化剂落到静止区324中，并保留在这里，直至被从壳 体310中移出。通过出口370将催化剂从静止区324移出，并且可被 送到催化剂再生装置90中再生。催化剂再生装置90的运行可结合图 1的描述来讨论，在此不再详述。静止区324中的部分催化剂从静止 区324中溢出进入催化剂回路338中，并返回去与进料接触。

再看图4，与产品和未反应的进料分离后的催化剂的剩余部分通过 催化剂回路338从壳体310的第一端314落入催化剂停留区336。在 烃转化反应中，催化剂从催化剂停留区336中被循环使用。

图5以横截面的方式表示了提升管反应器和催化剂回路可能的排 列的有代表性的实施方案。图5A表示在图1中所示的用于烃转化装置 10的提升管反应器20的可能的排列。如图5A所示，提升管反应器20 被装在壳体26内。如果装在壳体26内，在提升管反应器和壳体26之 间的面积装填耐火材料28。可用的耐火材料28包括沙子、水泥、陶 瓷材料、含高铝红柱石或金刚砂的高铝砖、高硅砖、镁砖、粘土或高 岭土的绝缘耐火砖、或其它耐高温材料。

图5B表示了类似于图1所示的装置10的烃转化装置的横截面。 在该实施方案中，提升管反应器20还是装在壳体26内。壳体26内装 填有耐火材料28，如上所述。在该实施方案中，催化剂回路也装在壳 体26内并被耐火材料28包围。

图5C表示图3中所示的提升管反应器220的可能的排列。在图5C 所示的实施方案中，催化剂回路250被表示为设置在与提升管反应器 220相应的中心。提升管反应器220和催化剂回路250装在壳体226 内。提升管反应器和壳体226之间的面积装填有耐火材料228。可用 的耐火材料如上述结合图5A的描述。

图5D表示图4中所示的提升管反应器330的可能的排列。如图5D 所示，提升管反应器330被集中设置在壳体310内。如上面结合图4 的描述，提升管反应器330的壁331和壳体310限定了催化剂回路338。 提升管反应器330之间的面积可任选地装填有第一种耐火材料382。 壳体310还可任选地装填第二种耐火材料384。可用的耐火材料如上 述结合图5A的描述。继续参见图5D，本领域的技术人员将体会到， 第一种耐火材料382和第二种耐火材料384可以是相同的也可以是不 同的耐火材料。

图5E表示图4中所示的提升管反应器330的另一种可能的排列。 如图5E所示，提升管反应器330被集中设置在壳体310内。在该实施 方案中，提升管反应器330被装在具有壁388的第二壳体386内。第 二壳体386的壁388和壳体310限定了催化剂回路338。提升管反应 器330的壁331和第二壳体386的壁388之间的面积装填有第一种耐 火材料390。壳体310还可装填第二种耐火材料392。可用的耐火材料 如上结合图5A的描述。继续参见图5E，本领域的技术人员将体会到， 第一种耐火材料390和第二种耐火材料392可以相同也可以不同。

虽然在各图中将提升管反应器和催化剂回路表示为具有圆形横截 面，但提升管反应器和催化剂回路还可是适于烃转化装置操作的其它 横截面。用于提升管反应器和催化剂回路的其它有效的横截面包括椭 圆横截面、多边形横截面、和部分椭圆和多边形的横截面。优选的提 升管反应器和催化剂回路的横截面包括圆形和等边的正多边形。“正” 是指，在该形状的边界内，横截面的形状没有任何具有角度大于180° 的顶角的线段。最优选的横截面是圆形、三角形、正方形和等边的六 边形。任何横截面形状的横截面面积的测定方法是基于本领域技术人 员公知的早已创建的几何原理。同样，分离区优选的横截面包括圆形 和等边的正多边形。最优选的横截面是圆形、三角形、正方形和等边 的六边形。

虽然在各图中提升管反应器相对于分离区的位置被表示为等距和 对称的，但其它排列也包括在本发明的范围内。例如，在半球形布置 中，提升管反应器可以被设置在分离区的一边。作为另一个例子，当 分离区具有圆形或接近圆形的横截面时，可将提升管反应器延分离区 的直径成排设置。本领域的技术人员应体会到，本发明中可利用的提 升管反应器相对于分离区的布置型式很多。

本领域的技术人员还会体会到，本发明的烃转化装置的多个提升 管反应器可以通过将单个提升管反应器分成多个小的提升管反应器来 组成。例如，具有圆形横截面的较大的反应器可以被分成几个饼形的 (pie-shaped)提升管反应器。作为另一个例子，具有正方形横截面 的提升管反应器可被分成几个矩形或小的正方形横截面的提升管反应 器。

本发明的烃转化装置可用于进行大多数使用流化催化剂的烃转化 方法。例如，典型的反应包括烯烃互变反应、氧合物转化为烯烃的反 应、氧合物转化为汽油的反应、马来酐配制(malaeic anhydride formulation)、汽相甲醇合成、邻苯二甲酸酐配制、费-托反应和丙 烯腈配制。

本发明的烃转化装置特别适用于进行氧合物转化为烯烃的反应。 在氧合物转化为烯烃的反应中，通过在足以将氧合物转化为烯烃的条 件下，将氧合物原料与催化剂接触，使氧合物转化为烯烃。

将氧合物转化为轻烯烃的方法使用一种包括氧合物的原料。在本 文中，术语“氧合物”被限定为包括但不限于如下所述的含氧的烃： 脂族醇类、醚类、羰基化合物类(醛类、酮类、羧酸类、碳酸酯类以 及类似物)和它们的混合物。脂族部分优选应含有约1-10个碳原子， 更优选为1-4个碳原子。代表性的氧合物包括但不限于，低分子量的 直链或支链脂族醇，以及它们的不饱和配对物。合适的氧合物的实例 包括但不限于以下物质：甲醇、乙醇、正-丙醇、C4-C10醇类、甲基 乙基醚、二甲基醚、二乙基醚、二异丙基醚、甲酸甲酯、甲醛、碳酸 二甲酯、碳酸甲基乙酯、丙酮以及它们的混合物。优选地，烃转化反 应使用的氧合物选自甲醇、二甲基醚及其混合物。更优选地，氧合物 为甲醇。送入提升管反应器的总进料中可以含有其它组分，如稀释剂。

可将一种或多种稀释剂与氧合物一起送入提升管反应器，使总进 料混合物中包括约1mol％至约99mol％范围的稀释剂。可在该方法中使 用的稀释剂包括但不限于氦、氩、氮、一氧化碳、二氧化碳、氢、水、 链烷烃、其它烃类(如甲烷)、芳香族化合物以及它们的混合物。优 选的稀释剂包括但不限于水和氮。

可将部分进料以液体形式提供给反应器。当部分进料以液体形式 提供时，进料的液体部分既可是氧合物、稀释剂，也可是它们的混合 物。进料的液体部分可以被直接注入独立的提升管反应器，或可以用 进料的蒸汽部分或者合适的载气/稀释剂夹带或其它方式带入提升管 反应器。通过以液相来提供部分进料(氧合物和/或稀释剂)，可控 制提升管反应器内的温度。氧合物转化反应放出的热量部分地被进料 的液体部分汽化吸收的热量所吸收。控制送入反应器的液体进料与蒸 汽进料之比是控制反应器，特别是提升管反应器内温度的一种可能的 方法。

以液体形式提供的进料数量，无论是单独进料还是与蒸汽进料一 起进料，约为进料中总的氧合物含量加稀释剂的约0.1wt％至约 85wt％。更优选地，约为总的氧合物加稀释剂进料的约1wt％至约 75wt％，最优选地，约为5wt％至约65wt％。进料的液体和蒸汽部分可 以是相同的组成，或也可以含有相同的或不同的氧合物以及相同的或 不同的稀释剂的不同的比例。一种特别有效的液体稀释剂是水，这是 因为它具有相对高的汽化热，它可以相对小的流率对反应器温差产生 较大的影响。其它有效的稀释剂如上所述。正确地选择要送入反应器 的任何合适的氧合物和/或稀释剂的温度和压力，当它进入反应器和 /或与催化剂或进料和/或稀释剂的蒸汽部分接触时，将保证至少部 分是液相。

任选地，进料的液体部分可被分成几份，并沿提升管反应器长度 的多个位置导入提升管反应器。这既可利用氧合物进料，也可利用稀 释剂，或两者同时使用。典型地，利用进料的稀释剂部分。另一种选 择是提供一喷嘴，它以产生适当尺寸分布的液滴的方式将进料的总液 体部分引入提升管反应器，当被导入的气体和固体夹带进入反应器时， 液滴沿提升管反应器长度方向逐渐汽化。这些设计或它们的结合可用 来更好地控制提升管反应器内的温差。从反应器中多个液体进料点引 入或者设置液体进料喷嘴以控制液滴尺寸分布的方法在本领域是公知 的，在此不再讨论。

用来催化将氧合物转化为烯烃的转化反应的合适的催化剂包括分 子筛和分子筛混合物。分子筛可以是沸石(沸石类)分子筛，也可以 是非沸石(非沸石类)分子筛。有效的催化剂还可以是由沸石和非沸 石分子筛的混合物来制成。优选地，催化剂包括非沸石分子筛。所希 望的用于氧合物转化为烯烃的反应的分子筛包括“小”和“中”孔分 子筛。“小孔”分子筛被限定为具有小于约5.0埃直径的孔的分子筛。 “中孔”分子筛被限定为具有约5.0-10.0埃直径的孔的分子筛.

有效的沸石分子筛包括但不限于丝光沸石、菱沸石、毛沸石、ZSM -5、ZSM-34、ZSM-48以及它们的混合物。这些分子筛的制造方法 在本领域是公知的，在此不再讨论。适用于本发明的小孔分子筛的结 构类型包括AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、AWW、BIK、CAS、CHA、 CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、GOO、KFI、LEV、LOV、LTA、MON、PAU、 PHI、RHO、ROG、THO以及它们的可替代形式。适用于本发明的中孔分 子筛的结构类型包括MFI、MEL、MTW、EUO、MTT、HEU、FER、AFO、AEL、 TON以及它们的可替代形式。

硅铝磷酸盐类(“SAPO”)是在氧合物转化为烯烃的反应中有 效的一组非沸石分子筛。SAPO包括一种[SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体 单元的三维微孔性的结晶状网格结构。将Si结合到该结构的方式可通 过29Si MAS NMR(见Blackwell和Patton，J.Phys.Chem.，92， 3965(1988))来测定。优选的SAPO分子筛在29Si MAS NMR中显示出 一个或多个峰，化学位移[(Si)]在-88至-96ppm的范围内，并且 结合的峰面积在具有-88至-115ppm范围内的化学位移的所有峰的 总峰面积的至少20％的范围内，其中[(Si)]的化学位移参考外四甲 基硅烷(TMS)。

所希望的是，在这种方法中使用的硅铝磷酸盐分子筛具有相对低 的Si/Al2比。一般来说，Si/Al2比越低，C1-C4的饱和选择性越低， 特别是丙烷的选择性。Si/Al2比小于0.65是所希望的，Si/Al2比不 大于0.40是优选的，Si/Al2比不大于0.32是特别优选的。

硅铝磷酸盐分子筛一般被划分为具有8、10或12元环结构的微孔 性物质。这些环结构可以具有约3.5-15埃的平均孔尺寸。优选小孔 SAPO分子筛具有的平均孔尺寸在约3.5-5埃的范围内，更优选为4.0 -5.0埃。这些孔尺寸是具有8元环的分子筛的典型的孔尺寸。

一般来说，硅铝磷酸盐分子筛包括共享角(corner-sharing) [SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体单元的分子网格。这种类型的网格在将 各种氧合物转化为烯烃产品中是有效的。

在氧合物转化为烯烃的方法中使用的合适的硅铝磷酸盐分子筛包 括SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-16、SAPO-17、SAPO-18、 SAPO-20、SAPO-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、 SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-44、SAPO-47、SAPO-56， 它们的含有金属的结构以及它们的混合物。优选的是SAPO-18、SAPO -34、SAPO-35、SAPO-44和SAPO-47，特别优选的是SAPO-18和 SAPO-34，包括它们的含有金属的结构，和它们的混合物。在本文中， 术语混合物与组合的意思相同，并且被认为是具有各种比例的两种或 多种组分的物质的组合物，而不管它们的物理状态如何。

如果需要，可将其它的制烯烃的分子筛材料与硅铝磷酸盐催化剂 混合。现有的几种类型分子筛，每一种都显示出不同的性能。适合于 本发明的小孔分子筛结构类型包括AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、 AWW、BIK、CAS、CHA、CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、GOO、KFI、LEV、 LOV、LTA、MON、PAU、PHI、RHO、ROG、THO以及它们的可替代形式。 适合于本发明的中孔分子筛结构类型包括MFI、MEL、MTW、EUO、MTT、 HEU、FER、AFO、AEL、TON以及它们的可替代形式。可与硅铝磷酸盐 催化剂结合的优选的分子筛包括ZSM-5、ZSM-34、毛沸石和菱沸石。

取代的SAPO构成一类公知的“MeAPSO”分子筛，在本发明中也 是有效的。制造MeAPSO的方法在本技术领域是公知的。具有取代基的 SAPO，例如MeAPSO，也可以适用于本发明。合适的取代基，“Me”， 包括但不限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。可在MeAPSO合 成期间加入取代基。另外，可用多种方法在SAPO或MeAPSO合成后加 入取代基。这些方法包括但不限于离子交换、初期润湿(incipient wetness)、干法混合、湿法混合、机械混合，以及它们的组合方法。

优选的MeAPSO是孔尺寸小于约5埃的小孔MeAPSO。小孔MeAPSO 包括但不限于NiSAPO-34、CoSAPO-34、NiSAPO-17、CoSAPO-17 以及它们的混合物。

具有取代基的铝磷酸盐类(ALPO)，即公知的“MeAPO”，是可 适用于氧合物转化为烯烃的反应的另一组分子筛，所希望的MeAPO是 小孔的MeAPO。制造MeAPO的方法在本领域是公知的。合适的取代基 包括但不限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。可在MeAPO合 成期间加入取代基。另外，可用多种方法在ALPO或MeAPO合成后加入 取代基。这些方法包括但不限于离子交换、初期润湿、干法混合、湿 法混合、机械混合，以及它们的组合方法。

还可将分子筛加入到固体组合物中，优选为固体颗粒，在固体组 合物中，分子筛以催化希望的转化反应的有效数量存在。固体颗粒可 以包括催化有效量的分子筛和基体材料，以向该固体组合物提供所希 望的性能，例如，所希望的催化剂稀释度、机械强度及类似性能，其 中基体材料优选为至少一种填充料和粘结料。这种基体材料就其性质 来说在某种程度上经常是多孔的，并且经常具有促进不希望的产品生 成的一些非选择性的催化活性，它可能对促进希望的化学转化有作用， 也可能没有作用。这种基体材料，例如填充料和粘结料，包括，例如 合成和天然存在的物质、金属氧化物、粘土、硅石、矾土、硅铝、硅 镁、硅锆、硅钍、硅铍、硅钛、硅铝钍、硅铝锆、以及这些物质的混 合物。

以重量计，固体催化剂组合物优选包括约1％至约99％，更优选 约5％至约90％，和再优选约10％至约80％的分子筛；以及约1％至 约99％，更优选约5％至约90％，和再优选约10％至约80％的基体 材料。

包括分子筛和基体材料的固体催化剂组合物，例如固体颗粒，的 制备采用常规方法，并且在本领域是公知的，因此不再详细讨论。

这种催化剂可以进一步含有粘结料、填充料或其它材料，以提供 更好的催化剂性能、耐磨损性、可再生性和其它希望的特性。优选地， 在反应条件下催化剂可流化。催化剂应具有约20μ至约3000μ，优选 约30μ至约200μ，更优选约50μ至约150μ的颗粒尺寸。可对催化剂进 行多种处理以达到希望的物理和化学性能。这些处理包括但不限于， 煅烧、球磨研磨、磨削、磨光、喷雾干燥、热液处理、酸处理、碱处 理、以及它们的结合。

优选地，在本发明的烃转化装置中进行的氧合物转化为烯烃的反 应中采用的提升管反应器中的气体表面速度大于1米/秒(m/s)。在 本文，以及在权利要求中使用的术语“气体表面速度”被限定为汽化 的原料和任何稀释剂的体积流率除以该反应器的横截面积。当流过反 应器时，由于氧合物被转化为包括轻烯烃的产品，在反应器内的不同 位置气体表面速度可以变化，这取决于反应器中特定位置具有的气体 总摩尔数和横截面积、温度、压力以及其它相关的反应参数。气体表 面速度，包括原料中存在的任何稀释剂，在反应器中的任何点都被保 持在大于1米/秒(m/s)的速率。优选地，气体表面速度大于约2m/s。 更优选地，气体表面速度大于约2.5m/s。进一步优选地，气体表面速 度大于约4m/s。最优选地，气体表面速度大于约8m/s。

气体表面速度保持在这些速率将提高在提升管反应器中流动的气 体接近活塞流的状态。随着气体表面速度提高到1m/s以上，由于夹带 有气体的固体内部回流的减少而使气体的轴向扩散或返混减少。(当 均匀的流体反应物成分象活塞运动一样平行于反应器轴向移过反应器 时，产生理想活塞流状态)。将反应器中气体的返混降至最小增加了 在该氧合物转化反应器中所希望的轻烯烃的选择性。

当气体表面速度接近1m/s或更高时，反应器中相当大部分的催化 剂可被气体夹带而离开提升管反应器。离开提升管反应器的催化剂的 至少一部分通过催化剂回路被循环，重新接触进料。

优选地，被循环以重新接触进料的包括分子筛和诸如粘结料、填 充料等的所有其它材料的催化剂的流率，以重量计，是向反应器中送 入氧合物的总进料流率的约1至约100倍，更优选地为约10至80倍， 最优选约为10至约50倍。

将氧合物转化为轻烯烃的有效的温度具有很宽的范围，这取决于， 至少部分地取决于催化剂、催化剂混合物中再生的催化剂的分数，以 及反应器装置和反应器的构造。尽管这些方法并不被限制到特定的温 度，但是如果该方法是在约200℃至约700℃、优选在约250℃至约 600℃、最优选在约300℃至约500℃的温度下进行的，将得到最好的 结果。较低的温度一般导致较低的反应速率，并且所希望的轻烯烃产 品的生成速率将变得非常低。然而，在温度大于700℃时，该方法不 可能得到最佳数量的轻烯烃产品，并且在催化剂上结焦和轻烃饱和物 (light saturate)形成的速率可能变得非常高。

尽管不一定以最佳的数量，但生成轻烯烃的压力范围很宽，压力 范围包括但不限于约0.1kPa至约5MPa的压力。优选为约5kPa至约 1MPa，最优选为约20kPa至约500kPa。上述的压力不包括稀释剂的压 力，如果要包括，则是指氧合物化合物和/或混合物的进料的分压。 所述范围以外的压力也可以使用，并不被从本发明的范围内排除。较 低和较高的压力极端值可能对选择性、转化率、结焦速率和/或反应 速率产生不利影响；然而，轻烯烃仍将生成，因为这个原因，压力的 这些极端值是本发明的考虑部分。

对本发明起作用的氧合物转化反应的WHSV的范围非常宽，WHSV被 定义为对于提升管反应器中的催化剂中每单位重量的分子筛来说，每 小时送入提升管反应器的总氧合物的重量。送入提升管反应器的总的 氧合物包括汽相和液相的所有的氧合物。尽管催化剂可能含有其它起 惰性作用的材料、填充料或粘结料，但仅使用提升管反应器中的催化 剂中的分子筛重量来计算WHSV。优选WHSV足够高以在反应条件下和 在反应器构造和设计内保持催化剂处于流化状态。一般来说，WHSV为 约1hr-1至约5000hr-1，优选为约2hr-1至约3000hr-1，最优选约5hr-1 至约1500hr-1。本申请人已经发现，在WHSV大于20hr-1时氧合物 转化为烯烃的反应的操作降低了转化反应的产品中的甲烷含量。因此， 转化反应优选在至少约20hr-1的WHSV下操作。对于含有甲醇、二甲 醚或它们的混合物的进料，WHSV优选至少约20hr-1，更优选约20hr-1 至300hr-1。

特别优选的是，由氧合物制烯烃的反应条件包括至少约20hr-1的 WHSV，和至少约0.016的标准甲烷选择性校正温度(Temperature Corrected Normalized Methane Selectivity)(TCNMS)。在本文 中，TCNMS被定义为温度为至少为400℃时的标准甲烷选择性(NMS)。 NMS被定义为，甲烷产品产量除以乙烯产品产量，其中每种产量都是 以重量％为基础来测量或换算成重量％。当温度为400℃或更大时， TCNMS通过以下方程式来定义，其中T是反应器内的平均温度，℃：

$\mathrm{TCNMS}=\frac{\mathrm{NMS}}{1+(((T-400)/400)\times 14.84}$

氧合物的转化率应保持足够高，以避免商业上对进料再循环的程 度不能接受。虽然为了完全避免进料再循环，希望得到100％的氧合 物转化率，但当转化率为约98％或更少时，经常观察到了不希望的副 产品的减少。由于差不多相当于进料的约50％的再循环量在商业上是 可接受的，因此所希望的是转化率为约50％至约98％。可以使用本领 域普通技术人员熟知的多种方法将转化率保持在这个50％至约98％ 的范围。实例包括但不限于，调整下列各种参数的一种或多种：反应 温度、压力、流率(重时空速和/或气体表面速度)、催化剂再循环 速率、反应器装置的结构、反应器的结构、进料组成、液体进料相对 于蒸汽进料的数量(以下讨论)、催化剂再循环的数量、催化剂再生 的程度和影响转化率的其它参数。

在氧合物转化为轻烯烃期间，碳质沉积物聚积在用来促进转化反 应的催化剂上。在某些点，这些碳质沉积物的聚集导致将氧合物转化 为轻烯烃的催化剂的能力降低。在这个点上，催化剂部分地失去活性。 当催化剂不再将氧合物转化为烯烃产品时，催化剂被认为是完全失活。 在氧合物转化为烯烃的反应中作为可任选的步骤，从反应器中抽出部 分催化剂，并且从反应器中移出的这部分催化剂的至少一部分，在诸 如图4所述的再生装置80中，被部分地而不是全部地再生。再生，是 指碳质沉积物至少部分地从催化剂中移走。优选地，从反应器中抽出 的催化剂部分至少部分地失活。反应器中剩余的催化剂部分被再循环 而不是再生，如上所述。随后经冷却的或没有冷却的再生的催化剂被 返回到反应器。优选地，抽出用于再生的催化剂部分的流率为离开反 应器的催化剂流率的约0.1％至约99％。更优选地，为约0.2％至约50 ％。最优选地，为约0.5％至约5％。

优选地，将部分催化剂，包括分子筛和诸如粘结料、填充料等的 任何其它材料，从反应器中移出以供再生，并且以送入反应器中的氧 合物总进料流率的约0.1倍至约10倍、更优选为约0.2倍至约5倍以 及最优选约0.3倍至约3倍的流率再循环回到反应器中。这些流率仅 涉及含分子筛的催化剂，并且不包括不反应的固体。从反应器中移出 以供再生并再循环回反应器的总的固体，即催化剂和不反应的固体的 流率，将改变这些流率，这种改变与总固体中不反应的固体的含量成 正比。

优选地，催化剂再生是在包括氧气或其它氧化剂的气体存在的情 况下在再生装置中进行的。其它氧化剂的实例包括但不限于单纯的O2， O3，SO3，N2O，NO，NO2，N2O5和它们的混合物。空气和用氮或CO2稀释 的空气是所希望的再生气体。空气中的氧气浓度可被降至可控的程度， 以将再生器的过热或再生器中产生的热点减至最小。还可用氢、氢和 一氧化碳的混合物、或其它合适的还原气体将催化剂还原再生。

可用多种方法将催化剂再生，如间歇、连续、半连续或它们结合 的方法。连续催化剂再生是所希望的方法。优选地，将催化剂再生至 残余焦的程度为催化剂重量的约0.01wt％至约15wt％.

催化剂再生温度应为约250℃至约750℃，优选为约500℃至约 700℃。由于再生反应在比该氧合物转化反应高得多的温度下进行，所 希望的是，在将其送回反应器之前，将至少部分再生的催化剂冷却至 较低的温度。设置在再生装置外部的热交换器(未表示)常用来在催 化剂从再生装置抽出后从催化剂中移走某些热量。当将再生的催化剂 冷却时，所希望的是，将其冷却至比从反应器抽出的催化剂的温度高 约200℃至低约200℃的温度。更优选地，将再生的催化剂冷却至比 从反应器抽出的催化剂的温度低约10℃至约200℃的温度。随后，这 种冷却的催化剂可被返回到反应器的某些部分或再生装置，也可返回 到二者之中。当将再生装置再生的催化剂返回到反应器时，可将其返 回到反应器的任何部分。可将其返回到催化剂保留区以等待与进料接 触，返回到分离区以接触进料的产物，或者它们的结合。

优选地，催化剂再生进行时，首先至少部分失活的催化剂已经在 汽提器或汽提腔中被汽提走了大多数易于移除的有机材料(有机物)。 通过将汽提气体在升高的温度下穿过用过的催化剂，可实现汽提。适 合于汽提的气体包括蒸汽、氮气、氦气、氩气、甲烷、CO2、CO、氢气 和它们的混合物。优选的气体为蒸汽。汽提气体的每小时气体空速 (GHSV，以气体的体积与催化剂和焦的体积之比为基础)为约0.1h-1 至约20000h-1。可接受的汽提温度为约250℃至约750℃，优选为约 350℃至约675℃。

本发明生产优选的烯烃产品的方法可包括由诸如石油、煤、沥青 砂、油页岩、生物质和天然气的烃来生产氧合物组合物的附加步骤。 在本领域中生产该组合物的方法是公知的。这些方法包括发酵制乙醇 或醚、生产合成气随后将合成气转化为乙醇或醚。合成气可用诸如蒸 汽重整、自热重整和部分氧化的公知方法来生产。

本领域的技术人员还将体会到，通过本发明的氧合物转化为烯烃 的反应生产的烯烃可被聚合以生成聚烯烃，特别是聚乙烯和聚丙烯。 由烯烃制备聚烯烃的方法在本领域中是公知的。优选为催化的方法。 特别优选的是茂金属、齐格勒/纳塔和酸催化剂系统。参见，例如， US3258455，3305538，3364190，5892079，4659685，4076698，3645992， 4302565和4243691，它们描述的催化剂和方法在本文中可作为参考。 一般来说，这些方法包括将烯烃产品在有效地生成聚烯烃产物的压力 和温度下与形成聚烯烃的催化剂接触。

优选的形成聚烯烃的催化剂是茂金属催化剂。优选的操作温度范 围在50-240℃之间，并且反应可在压力范围为1bar至200bar的低、 中或高压下进行。对于在溶液中进行的方法，可以使用惰性稀释剂， 优选的操作压力范围为10bar至150bar，优选的温度为120℃至 230℃。对于气相方法，优选温度一般在60℃至160℃，操作压力为 5bar至50bar。

除聚烯烃外，大量的其它烯烃衍生物也可以由本发明的方法生产 的烯烃或从中回收的烯烃来制备。它们包括但不限于醛类、醇类、乙 酸、线性α-烯烃类、乙酸乙烯酯、二氯化乙烯和氯乙烯、乙苯、环氧 乙烷、乙二醇、异丙苯、异丙醇、、烯丙基氯、氧化丙烯、丙 烯酸、乙丙橡胶和丙烯腈、以及乙烯、丙烯或丁烯的三元共聚物或二 元共聚物。在本领域制备这些衍生物的方法是公知的，在此不再讨论。

本领域的普通技术人员将认识到，对本发明的很多改进型式并不 脱离本发明的范围和精神。本文描述的实施方案仅是说明性的，而不 是对本发明的限制，本发明由随后的权利要求来限定。