与多个反应器相连的催化剂再生器

与多个反应器相连的催化剂再生器

发明领域

[0001]本发明涉及用于烃转化方法，尤其是从含氧物至烯烃的转 化反应中的方法和系统。更具体地说，本发明方法和系统涉及多个反 应单元和联合的催化剂再生系统，其中每个反应单元优选含有多个立 管反应器。

发明背景

[0002]轻烯烃在本文中定义为乙烯和丙烯，其用作生产多种化学 品的原料。烯烃传统上是通过石油裂化生产的。由于石油资源的有限 供给和/或高的成本，由石油资源生产烯烃的费用正日益增加。

[0003]用于生产轻烯烃的替代原料是含氧物，例如醇，尤其是甲 醇，二甲醚和乙醇。醇可以通过发酵来生产，或者从衍生自天然气、 石油液体、包括煤在内的含碳材料、回收塑料、城市废弃物或任何有 机材料的合成气来生产。由于来源广泛，醇、醇衍生物和其它含氧物 具有作为烯烃生产的经济的非石油原料的前景。

[0004]用于促进含氧物向烯烃的转化的催化剂是分子筛催化剂。 由于乙烯和丙烯是人们最想要的该反应的产物，因此研究集中在什么 样的催化剂对乙烯和/或丙烯具有最大选择性，以及增加催化剂寿命和 催化剂对乙烯和/或丙烯的选择性的方法。

[0005]在烃转化设备(HCA)中进行的含氧物至烯烃的转化，会产 生和在用于催化所述转化方法的分子筛催化剂上沉积含碳材料(焦 炭)。这些含碳沉积物的过分积累将影响催化剂促进反应的能力。为 了避免焦炭在分子筛催化剂上不希望地累积，含氧物至烯烃的转化方 法结合了包括催化剂再生的第二步。在再生过程中，通过用氧气燃烧， 至少部分地将焦炭从催化剂上除去，这恢复了催化剂的催化活性。然 后再生的催化剂可以再次用于催化含氧物至烯烃的转化过程。

[0006]通常，含氧物至烯烃的转化过程和再生是在不同容器中进 行的。结焦的催化剂连续地从用于转化的反应器中转移至再生容器中， 并且再生的催化剂连续地从再生容器中取出并返回到用于转化的反应 器中。

[0007]通常，为了生产更多量的所需产物或者为了形成不同产物， 需要带有独立的分离器的多个完整的和独立的反应器系统。在所述多 个完整的和独立的反应器系统中，每个反应器有它自己的再生系统和/ 或汽提系统。采用多个再生和/或汽提系统导致伴随而来的多倍的费 用。

[0008]因此，为了降低与提供多个完整的和独立的反应器系统有 关的巨大费用，希望减少再生单元和/或汽提单元的个数。

发明简述

[0009]本发明提供了用于在催化剂上将烃转化为一种或多种产 物，同时减少结合在其中的再生单元和/或汽提单元数量的方法和联合 的多反应器系统。通过减少再生单元和/或汽提单元数量，可以明显降 低与制造和运转所述多反应器系统有关的费用。

[0010]在一个实施方案中，本发明提供了一种反应器系统，其包 括多个烃转化设备(HCA)，例如反应器或反应单元，和用于将至少部 分失活的催化剂转化为再生催化剂的再生器。该反应器系统还包括用 于将所述至少部分失活的催化剂从HCA转移到再生器的第一管道系 统，和用于将再生的催化剂从再生器转移回多个HCA的第二管道系统。 所述第一管道系统任选地包括第一汽提单元，用于用第一汽提介质汽 提至少部分失活的催化剂。所述第一管道系统还任选地包括第二汽提 单元，用于用第二汽提介质汽提至少部分失活的催化剂。所述第二汽 提介质可以与所述第一汽提介质相同或不同。理想地，所述第一和第 二汽提单元汽提来自分开的HCA的至少部分失活的催化剂。HCA中的 一个或多个优选是多立管反应器。

[0011]在另一个实施方案中，本发明提供了包括第一反应单元和 第二反应单元的反应器系统，所述第一反应单元包括第一多个立管反 应器，所述第二反应单元包括第二多个立管反应器，其中第一和第二 反应单元中的每一个都包括催化剂能够加入到其中的第一端和催化剂 能够通过它离开反应单元的第二端。该反应器系统还包括具有再生入 口和再生出口的再生单元，和具有多个第一管线末端和一个第二管线 末端的再生管线，所述第一管线末端与第一和第二反应单元的第二端 流体连通，所述第二管线末端延伸至再生入口。还提供了返回管线， 它具有与再生出口流体连通的第一返回末端，将第一部分催化剂导向 第一反应单元的第二返回末端，和将第二部分催化剂导向第二反应单 元的第三返回末端。

[0012]本发明的一个备选的实施方案是在甲醇至烯烃反应器系统 中形成烯烃的方法。该方法包括，在有效地将至少一部分第一含氧物 转化为第一烯烃的条件下，在第一反应单元中使第一含氧物与第一催 化剂接触，和使第一催化剂至少部分失活形成失活的第一催化剂。该 方法还包括，在有效地将至少一部分第二含氧物转化为第二烯烃的条 件下，在第二反应单元中使第二含氧物与第二催化剂接触，和使第二 催化剂至少部分失活形成失活的第二催化剂。所述失活的第一催化剂 和失活的第二催化剂被导向再生单元，并被再生以形成再生催化剂。 第一部分再生催化剂被导向第一反应单元，并且第二部分再生催化剂 被导向第二反应单元。失活的第一催化剂任选在第一汽提单元中，在 有效地从失活的第一催化剂除去间隙内的烃的条件下，与第一汽提介 质接触。同样，失活的第二催化剂任选在第二汽提单元中，在有效地 从失活的第二催化剂除去间隙内的烃的条件下，与第二汽提介质接触。 或者，失活的第二催化剂任选在第一汽提单元中，在有效地从失活的 第二催化剂除去间隙内的烃的条件下，与第一汽提介质接触。

[0013]本发明的另一种实施方案提供了包括第一多个立管反应器 和第二多个立管反应器的烃转化系统，每个所述立管反应器都具有催 化剂能够加入到其中的第一端和催化剂能够通过它离开所述立管反应 器的第二端。所述烃转化系统包括用于盛放催化剂的第一和第二催化 剂保留区，所述催化剂能够被分别送入第一和第二多个立管反应器。 另外，该系统包括第一和第二分离区，所述第一和第二多个立管反应 器的第二端分别向所述第一和第二分离区排放催化剂和在立管反应器 中进行的反应的产物。所述分离区是用于从在第一和第二多个立管反 应器中进行的反应的产物中分离催化剂。还提供了第一和第二催化剂 返回区，分别与第一和第二分离区流体连通，并且分别与第一和第二 催化剂保留区流体连通。所述烃转化系统还包括用于再生催化剂的再 生器，和第一和第二催化剂出口管线，每个出口管线具有催化剂能够 分别从第一和第二多个立管反应器进料到其中的第一端，和催化剂能 够通过它进入再生器的第二端。该系统还具有第一和第二催化剂返回 管线，每个返回管线具有催化剂可以从再生器进料到其中的第一端， 和催化剂能够通过它分别进入第一和第二多个立管反应器的第二端。

[0014]本发明的又一实施方案提供了一种催化剂再生器系统，包 括用于在有效形成再生催化剂的条件下使至少部分失活的催化剂与再 生介质接触的再生区，用于从多个反应器单元接收所述至少部分失活 的催化剂的多个催化剂入口，和用于将再生催化剂输送到多个反应器 单元的多个催化剂出口。任选地提供一个或多个汽提区，用于在从失 活的催化剂中有效地除去间隙内的烃的条件下，使至少部分失活的催 化剂与汽提介质接触。

[0015]在一个实施方案中，本发明涉及再生催化剂的方法，包括 从多个多立管反应单元中接收至少部分失活的催化剂，在有效地将所 述至少部分失活的催化剂转化为再生催化剂的条件下加热所述催化 剂，和将所述再生催化剂导向所述多个多立管反应单元。

[0016]本发明的另一实施方案提供了一种烃转化系统，其包括每 个反应单元包括多个立管反应器的多个反应单元，和与所述反应单元 相连的至少一个再生单元。反应单元的数目大于再生单元的数目。任 选地，该实施方案还提供了与所述反应单元连接的至少一个汽提单元， 其中反应单元的数目大于汽提单元的数目。

附图的简要说明

[0017]图1表示本发明的烃转化设备的部分截面图。

[0018]图2表示本发明的烃转化设备的另一实施方案的部分截面 图。

[0019]图3表示本发明的烃转化设备的又一实施方案的部分截面 图。

[0020]图4表示本发明的烃转化设备的再一实施方案的部分截面 图。

[0021]图5表示立管反应器和催化剂返回区的代表性排列和构造 的截面图。

[0022]图6表示根据本发明的两个多立管反应器和联合的再生系 统的部分截面图。

[0023]图7表示根据本发明的两个多立管反应器和包括联合的汽 提系统在内的联合再生系统的部分截面图。

发明详述

[0024]本发明提供了一种方法和一种系统，用于在多反应器系统 中在催化剂上将烃转化为一种或多种产物，同时减少结合在其中的再 生单元和/或汽提单元的数目。通过减少再生单元和/或汽提单元的数 目，可以降低与制造和运转所述多反应器系统有关的费用。

[0025]在将烃催化转化为各种产物如将含氧物催化转化为轻烯烃 (OTO方法)的过程中，含碳沉积物积累在用于促进所述转化反应的 催化剂上。在一定时候，这些含碳沉积物的累积使催化剂有效发挥作 用的能力降低。例如，在OTO方法中，过分“结焦”的催化剂不能容 易地将含氧物原料转化为轻烯烃。此时，催化剂部分失活。当催化剂 不再能够将烃转化为所需产物时，所述催化剂被认为完全失活。

[0026]按照本发明，从多个烃转化设备(HCA)如反应器或反应单 元中取出催化剂，并导入至少一个再生单元中。优选地，至少一个HCA 是甲醇至烯烃(OTO)转化设备。所述催化剂在所述至少一个再生设备 中部分地再生，如果没有完全地再生的话。再生表示从催化剂上至少 部分地除去含碳沉积物。理想地，从HCA取出的催化剂至少部分失活。 如下所述，HCA中剩下部分的催化剂不经过再生再次循环。然后，再 生的催化剂经过或不经过冷却后返回HCA。理想地，对于每个HCA来 说，取出进行再生的催化剂部分的比例为离开反应器的催化剂的比例 的0.1％至99％。更理想地，该比例是0.2％至50％，最理想地，该比例 是0.5％至5％。

[0027]任选地，来自所述多个HCA的至少部分失活的催化剂被导 向一个或多个汽提单元，在此，在从至少部分失活的催化剂中有效地 回收吸附烃的条件下，所述至少部分失活的催化剂与一种或多种汽提 介质接触。

[0028]如上所述，本发明涉及将多个HCA与联合的再生系统组合。 所述多个HCA可以选自常规HCA和/或下面将参考图1至图5更详细描 述的多立管HCA。与联合的再生系统流体连通的HCA的数目取决于多 种因素。例如，如果一种具体形式的HCA在一种具体的烃转化方法中 特别有效，那么多个这样的反应器任选与一个再生系统连接。这样， 由于多个HCA在使用，能够增加所需产物的数量。另外，由于减少了 再生系统的数目，因此能够降低整个烃转化方法的成本。本发明还使 得可以减少用于反应器系统的再生系统的数目，所述反应器系统具有 能够生产彼此不同的多种产物，但是使用相同或非常类似的催化剂的 多个反应器。

[0029]在一个实施方案中，本发明提供了一种反应器系统，其包 括多个HCA和一个用于将至少部分失活的催化剂转化为再生催化剂的 再生器。该反应器系统还包括用于将至少部分失活的催化剂从反应器 单元转移到再生器的第一管道系统，和用于将再生的催化剂从再生器 转移回所述多个反应器单元的第二管道系统。所述第一管道系统任选 地包括第一汽提单元，用于用第一汽提介质汽提至少部分失活的催化 剂。所述第一管道系统还任选地包括第二汽提单元，用于用第二汽提 介质汽提至少部分失活的催化剂。所述第二汽提介质可以与所述第一 汽提介质相同或不同。理想地，所述第一和第二汽提单元汽提来自分 开的反应器单元的至少部分失活的催化剂。所述反应器中的一个或多 个优选是多立管反应器。

[0030]在另一个实施方案中，本发明提供了一种反应器系统，其 包括第一反应单元和第二反应单元，所述第一反应单元包括第一多个 立管反应器，所述第二反应单元包括第二多个立管反应器，其中第一 和第二反应单元中的每一个都包括催化剂能够加入到其中的第一端和 催化剂能够通过它离开反应单元的第二端。该反应器系统还包括具有 再生入口和再生出口的再生单元，和具有多个第一管线末端和一个第 二管线末端的再生管线，所述第一管线末端与第一和第二反应单元的 第二端流体连通，所述第二管线末端延伸至再生入口。还提供了返回 管线，它具有与再生出口流体连通的第一返回末端，将第一部分催化 剂导向第一反应单元的第二返回末端，和将第二部分催化剂导向第二 反应单元的第三返回末端。

[0031]理想地，以含氧物至所述HCA的总加料速率的0.1至10倍， 更理想地以0.2至5倍，最理想地以0.3至3的速率，从各HCA如反 应器或反应单元取出一部分包含分子筛和任何其它材料如粘合剂、填 料等的催化剂，进行再生并再次循环返回HCA。这些速率仅涉及含有 分子筛的催化剂，不包括非反应性固体。总固体的速率，即从HCA取 出进行再生并再次循环返回HCA的催化剂和非反应性固体的速率，将 根据非反应性固体在总固体中的含量呈线性比例改变这些速率。

[0032]理想地，催化剂再生是在包含氧气或其它氧化剂的气体存 在下，在一个或多个再生单元或再生器中进行的。其它氧化剂的实例 包括但不必限于单线态O₂、O₃、SO₃、N₂O、NO、NO₂、N₂O₅和它们的混合 物。空气和用氮气或CO₂稀释的空气是理想的再生气体。空气中氧气 的浓度可以降低至控制的水平，以使再生器的过热或在再生器中形成 热点的现象最小化。催化剂还能够用氢气、氢气和一氧化碳的混合物 或其它合适的还原气体还原性再生。

[0033]催化剂可以在许多种方法中再生——间歇、连续、半连续 或它们的组合。连续的催化剂再生是理想方法。理想地，催化剂再生 至剩下的焦炭含量为催化剂重量的0.01wt％至15wt％，更优选0.01wt％ 至5wt％。

[0034]催化剂再生温度应当为250℃至750℃，理想地为500℃至 700℃。由于再生反应优选在比含氧物转化反应明显更高的温度，例如 高93℃至150℃的温度下进行，因此在再生催化剂被送回反应器之前， 优选将至少一部分再生催化剂冷却至更低的温度。在催化剂从再生设 备中排出后，可以利用一个或多个设置在再生设备外的催化剂冷却器 来从所述催化剂除去一些热。当再生催化剂被冷却时，希望将它冷却 至比从反应器排出的催化剂温度高65℃至所述排出的催化剂温度的 温度。然后将冷却的催化剂返回到反应器的某部分、再生设备或它们 两者。当来自再生设备的再生催化剂被返回到反应器时，它可以返回 到反应器的任意部分。例如，所述催化剂可以返回到等待与原料接触 的催化剂保留区，与原料的产物接触的分离区，或者它们两者。

[0035]理想地，在所述至少部分失活的催化剂在汽提器或汽提室 中被汽提除去大部分可容易地除去的有机材料(有机物)如烃后，进 行催化剂再生。该汽提可以通过在升高的温度下，使汽提介质如汽提 气体通过所述用过的催化剂来完成。适合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。优选的气体是蒸 汽。汽提气体的气时空速(GHSV，基于气体体积与催化剂和焦炭总体 积比)为0.1h^-1至20,000h^-1。可接受的汽提温度为250℃至750℃， 理想地为400℃至600℃。

[0036]本发明的一个可选择的实施方案是在甲醇至烯烃(MTO)反 应器系统中形成烯烃的方法。该方法包括，在足以将至少一部分第一 含氧物转化为第一烯烃的条件下，在第一反应单元中使第一含氧物与 第一催化剂接触，并且使第一催化剂至少部分失活形成失活的第一催 化剂。该方法还包括，在足以将至少一部分第二含氧物转化为第二烯 烃的条件下，在第二反应单元中使第二含氧物与第二催化剂接触，并 且使第二催化剂至少部分失活形成失活的第二催化剂。所述失活的第 一催化剂和失活的第二催化剂被导向再生单元，并被再生形成再生的 催化剂。将第一部分再生的催化剂导向第一反应单元，并将第二部分 再生的催化剂导向第二反应单元。所述失活的第一催化剂任选在第一 汽提单元中，在有效地从失活的第一催化剂除去间隙内的烃的条件下， 与第一汽提介质接触。同样，所述失活的第二催化剂任选在第二汽提 单元中，在有效地从失活的第二催化剂除去间隙内的烃的条件下，与 第二汽提介质接触。或者，所述失活的第二催化剂任选在第一汽提单 元中，在有效地从失活的第二催化剂除去间隙内的烃的条件下，与第 一汽提介质接触。

[0037]本发明的另一个实施方案提供了包括第一和第二多个立管 反应器的烃转化系统，每个立管反应器都具有催化剂能够加入到其中 的第一端和催化剂能够通过它离开立管反应器的第二端。所述烃转化 系统包括用来盛放催化剂的第一和第二催化剂保留区，所述催化剂能 够分别被送入第一和第二多个立管反应器。另外，该系统包括第一和 第二分离区，所述第一和第二多个立管反应器的第二端分别延伸至所 述第一和第二分离区，所述分离区用于将在所述第一和第二多个立管 反应器中进行的一个或多个反应的产物与所述催化剂分离。还提供了 第一和第二催化剂返回区，将第一和第二分离区分别与第一和第二催 化剂保留区流体连通。所述烃转化系统还包括用于再生催化剂的再生 器，和第一和第二催化剂出口管线，每个出口管线具有催化剂能够分 别从第一和第二多个立管反应器进料到其中的第一端，和催化剂能够 通过它进入再生器的第二端。该系统还具有第一和第二催化剂返回管 线，每个返回管线具有催化剂能够从再生器进入其中的第一端，和催 化剂能够通过它分别进入第一和第二多个立管反应器的第二端。

[0038]本发明又一实施方案提供了催化剂再生器系统，包括用于 在有效地形成再生催化剂的条件下，使至少部分失活的催化剂与再生 介质接触的再生区，用于从多个反应器单元接受所述至少部分失活的 催化剂的多个催化剂入口，和用于将再生催化剂送到所述多个反应器 单元的多个催化剂出口。任选地提供一个或多个汽提区，用于在有效 地从失活的催化剂中除去间隙内的烃的条件下，使至少部分失活的催 化剂与汽提介质接触。

[0039]在一个实施方案中，本发明是再生催化剂的方法，包括从 多个多立管反应单元中接受至少部分失活的催化剂，在有效地将至少 部分失活的催化剂转化为再生催化剂的条件下加热所述催化剂，和将 再生催化剂导向所述多个多立管反应单元。

[0040]本发明的另一实施方案提供了包括多个反应单元的烃转化 系统，每个反应单元包括多个立管反应器，和与所述反应单元连接的 至少一个再生单元。反应单元的数目大于再生单元的数目。任选地， 该实施方案还提供了与所述反应单元连接的至少一个汽提单元，其中 反应单元的数目大于汽提单元的数目。任选地，该实施方案还提供了 与所述反应单元连接的至少一个催化剂冷却器，其中反应单元的数目 大于催化剂冷却器的数目。

[0041]在本发明的另一个实施方案中，用于将烃转化为不同产物 的多个HCA，例如一个或多个HCA生成与其它HCA不同的产物，与一 个再生系统连接。当各个烃转化方法中所提供的、用于不同的烃转化 方法的催化剂是相同的或类似的时，该实施方案特别有效。在一个特 别优选的实施方案中，多个HCA是MTO转化设备。任选地，第一MTO 转化设备可以设计为提供第一乙烯-丙烯产物比例。该第一比例可以与 第二MTO转化设备所提供的第二乙烯-丙烯比例不同。因此，第一MTO 转化设备可以主要生产乙烯，而第二MTO转化设备可以主要生产丙烯， 尽管这两个MTO转化设备共享共用的再生系统。

[0042]如上所述，与一个再生系统连接的HCA的数目可以改变。 例如，本发明提供了两个、三个、四个、五个、六个、七个、八个、 九个、十个或更多个HCA与较少数目的再生系统流体连通。优选地， 多个HCA与一个再生系统流体连通。

[0043]本文中所用的“再生系统”表示一个或多个再生单元、一 个或多个汽提单元和/或用于在将再生催化剂循环回HCA前冷却催化 剂的一个或多个催化剂冷却器。“再生系统”任选地包括连接这些单 元如HCA、汽提器、再生单元和/或催化剂冷却器的各种导管或管线。

[0044]图6图解说明了按照本发明的一个实施方案的联合再生系 统的一个实施方案，通常指定为600。所述联合再生系统600与多个 HCA602A、602B连接。尽管图6仅仅图示了两个与联合再生系统600 流体连通的HCA，但是在其它实施方案中，如上所述，联合再生系统 还与其它HCA流体连通。如图所示，HCA602A、602B形式上基本上相 似或相同。或者，HCA彼此不同。如图6所示，在一个实施方案中， 每个HCA 602A、602B包括多个立管反应器。原料630A、630B被显示 分别进入HCA 602A、602B底部。在HCA中，在足以将至少一部分原料 转化为产物的条件下，原料与催化剂接触。一个HCA产物流出物流634 被显示离开各HCA的分离区。来自各HCA的产物排出管线合并，然后 导入产物回收单元(没有示出)。

[0045]下面更详细地描述联合再生系统600的工艺。HCA的分离 区优选至少部分地从所需产物中分离催化剂。然后从每个HCA取出至 少部分催化剂。取出的催化剂可以包括部分失活的、完全失活的和/ 或活化的催化剂，例如基本上不含有含碳沉积物。

[0046]继续参考图6，至少部分催化剂通过导管或管线604A、604B 从HCA 602A、602B取出。管线604A、604B任选地包括一个或多个流 量控制装置606A、606B。每个流量控制装置606A、606B可以是目前 用于本领域来控制通过催化剂输送管线的催化剂流量的任意类型的流 量控制装置。流量控制装置的有用的非限定性实例包括球阀、旋塞阀 和滑动阀。优选地，本发明包括一个或多个汽提器或汽提单元608A、 608B。如图6所示，每个HCA具有它自己的汽提单元608A、608B。

[0047]在该实施方案中，来自多个HCA 602A、602B的催化剂被导 向汽提单元608A、608B。在所述汽提单元中，在足以从催化剂中除去 至少部分有机物如间隙内的烃的条件下，所述至少部分失活的催化剂 接触通过管线632A、632B进入汽提单元的汽提介质。然后，汽提过的 催化剂通过管线610A和610B取出，并任选地通过一个或多个流量控 制装置612A、612B。包括汽提介质、轻烃和希望的产物的汽提器出口 气体物流636A、636B离开汽提单元608A、608B顶部，并任选地导入 产物流出物物流634并与其混合。在一个可选择的替代实施方案(没 有示出)中，汽提器出口气体物流636A、636B被导向HCA 602A、602B， 例如导向它们的分离区，在此夹带的催化剂可以与出口气体物流中的 产物分离。

[0048]然后，来自管线610A、610B的汽提过的催化剂被导入单一 的再生单元614中。任选地，分别来自汽提单元608A、608B的管线 610A、610B可以合并成一根管线(没有示出)，将来自HCA 602A和 602B的合并的催化剂物流输送到再生单元614中。由于再生单元614 接受来自多个HCA的催化剂，因此为了容纳更大体积的被接受的催化 剂，所采用的再生单元的尺寸优选大于常规再生单元。优选已被加压 的再生介质如空气通过管线628提供给再生单元614。在有效地再生 至少部分汽提过的催化剂的条件下，再生介质与所述汽提过的催化剂 在再生单元中接触。再生器出口气体管线638从再生单元614中除去 再生过程的副产物如N₂、CO₂和CO。催化剂再生后，将它从再生单元 614通过催化剂出口管线616取出，并任选地通过流量控制装置618。 在分割点620，再生催化剂物流分配到多个管线，所述管线用于将再 生催化剂输送到一个或多个催化剂冷却器640A、640B(图示的是两 个)，在所述催化剂冷却器中，在有效冷却所述再生催化剂的条件下， 所述再生催化剂与冷却介质如水或蒸汽接触。在另一个实施方案(没 有示出)中，再生单元614可以包括多个催化剂出口管线616，每个 出口管线导向各自的催化剂冷却器。将再生催化剂导向各个催化剂冷 却器640A、640B的多个管线中的每一个优选包括流量控制装置624A、 624B。来自催化剂冷却器640A、640B的第一部分冷却催化剂通过管线 642A、642B返回再生单元614用于进一步再生。第二部分冷却催化剂 通过管线622A、622B导向各个HCA 602A、602B的催化剂入口626A、 626B。优选地，每个管线622A、622B包括流量控制装置644A、644B， 用于控制其中的催化剂的流量。

[0049]图7图示了本发明的另一个实施方案，其中来自多个HCA 的催化剂被导向一个汽提单元702和一个催化剂冷却器716。具体地， 至少部分失活的催化剂通过管线704A和704B从HCA 602A和602B取 出。这些管线中的每一个任选地包括流量控制装置706A、706B。管线 704A和704B将至少部分失活的催化剂从HCA输入一个汽提单元702。 如图7所示，来自HCA的至少部分失活的催化剂分别从HCA导入汽提 单元702。然而，在另一实施方案(没有图示)中，管线704A和704B 合并成一根进料管线，它将来自HCA的合并的催化剂物流导入汽提单 元702中。一旦进入汽提单元702，催化剂就在足以从所述催化剂除 去间隙内的烃的条件下，与通过管线712进入汽提单元的汽提介质接 触。包括汽提介质、轻烃和希望的产物的汽提器出口气体物流714离 开汽提单元702的顶部，并任选地导入产物流出物物流634并与其混 合。在一个可选择的替代实施方案(没有示出)中，汽提器出口气体 物流714被导向HCA 602A、602B，例如导向它们的分离区，在此夹带 的催化剂可以与出口气体物流中的产物分离。

[0050]进一步参考图7，催化剂在单元702中被汽提后，被从汽 提单元702中通过管线708取出，并在进入再生单元614的途中任选 地通过流量控制装置710。在再生单元中，在有效再生至少部分催化 剂的条件下，所述汽提过的催化剂接触通过管线628进入再生单元614 的再生介质。在再生单元614中再生后，再生催化剂通过管线616取 出，通过流量控制装置618，并导入催化剂冷却器716。在催化剂冷却 器中，催化剂在有效冷却该催化剂的条件下接触冷却介质。第一部分 冷却的催化剂通过管线718被重新返回再生单元614，用于进一步再 生。第二和第三部分冷却催化剂分别通过管线622A和622B、流量控 制装置624A和624B，并通过入口626A、626B返回HCA 602A、602B。

[0051]图7所示实施方案将来自多个HCA的催化剂在一个汽提单 元中汽提，从而提供了额外的成本节约的优点。因此，与再生单元614 一样，为了容纳更大体积的被接受的催化剂，汽提单元702的尺寸任 选大于与一个反应器系统连接的常规汽提单元。图7所描述的实施方 案还提供了因在一个催化剂冷却器中冷却来自再生单元的催化剂而节 约费用的优点。因此，与再生单元614一样，为了容纳更大体积的被 接受的催化剂，催化剂冷却器716的尺寸任选大于与一个反应器系统 连接的常规催化剂冷却器。在另一个实施方案中，按照本发明提供了 多个催化剂冷却器，用于在将催化剂导入各个HCA之前冷却各再生催 化剂物流。

[0052]如图6和图7所示，催化剂通过一根管线616从再生单元 614取出。然而，在可选择的替代实施方案(没有示出)中，再生催 化剂通过多根管线从再生单元取出，每根管线将再生催化剂输送到各 自的催化剂冷却器和/或HCA。尽管如此，按照本发明，从一根管线中 取出再生催化剂是优选的，这样如图7所示，在催化剂被重新导入多 个HCA前，一个催化剂冷却器就能冷却再生的催化剂。

[0053]另外，尽管本发明通常被描述为将来自多个HCA的催化剂 导入一个汽提单元和/或一个再生单元和/或一个催化剂冷却器中，但 是将来自多个HCA的催化剂导入多个汽提单元、多个再生单元和/或多 个催化剂冷却器中也能够实现有益效果。例如，在本发明的一个可选 择的实施方案中，来自于多个HCA的催化剂被导入与它们连接的至少 一个再生单元中，其中HCA如反应单元的数目大于再生单元的数目。 同样，来自于多个HCA的催化剂被导入至少一个汽提单元，其中HCA 的数目大于汽提单元的数目。另外地或可供选择地，再生催化剂被导 入至少一个催化剂冷却器，其中HCA的数目大于催化剂冷却器的数目。

[0054]用于在本发明的分子筛催化剂组合物存在下转化原料，尤 其是含有一种或多种含氧物的原料的方法，通过在多个HCA中的反应 工艺来进行，其中所述工艺优选选自下面几种工艺：固定床工艺、流 化床工艺(包括湍动床工艺)，优选连续的流化床工艺，最优选连续 的高速流化床工艺。按照本发明，在多个HCA中出现一种或多种反应 工艺，即相同或不同的工艺。

[0055]下面将更加详细地描述本发明可以提供的各个HCA的类 型。所述反应工艺可以在多种催化反应器中进行，所述催化反应器如 具有连接在一起的紧密床或固定床反应区和/或快速流化床反应区的 混合反应器，循环流化床反应器，立管反应器等。合适的常规反应器 类型描述在例如美国专利4,076,796，美国专利6,287,522(双立管反 应器)和Fluidization Engineering，D.Kunii and O.Levenspiel， Robert E.Krieger Publishing Company，New York，New York 1977。

[0056]优选的反应器类型选自Riser Reactor，Fluidization and Fluid-Particle Systems，P 48-59，F.A.Zenz and D.F.Othmer， Reinhold Publishing Corporation，New York，1960中全面描述的 立管反应器和美国专利6,166,282(快速流化床反应器)。最优选地， 至少一个HCA包括多个立管反应器，如2000年5月4日Lattner等人 申请的美国专利申请序列号09/564,613中所述，并且下面将更详细地 讨论。如图6和图7所示，任选地，每个HCA包括多个立管反应器。

[0057]在优选的实施方案中，流化床工艺或高速流化床工艺包括 反应器系统、再生系统和回收系统。反应器系统优选包括多个流化床 反应器系统，每一个流化床反应器系统具有在一个或多个立管反应器 内的第一反应区，和在优选包括一个或多个旋风分离器的至少一个分 离(disengaging)容器中的第二反应区。在一个实施方案中，所述一个 或多个立管反应器和分离容器包括在一个HCA中。优选含有一种或多 种含氧物，任选地含有一种或多种稀释剂的新鲜原料被加入到在给定 的HCA中的一个或多个立管反应器中，其中加入了沸石或非沸石型分 子筛催化剂组合物或其结焦变体。在一个实施方案中，分子筛催化剂 组合物或其结焦变体在被加入立管反应器中之前，与液体或气体或它 们的组合体接触，其中液体优选是水或甲醇，气体是惰性气体如氮气。

[0058]在一个实施方案中，单独地或者与蒸气原料一起加入到反 应器系统中的液体原料的量在0.1wt％至95wt％范围内，优选10wt％至 90wt％范围内，更优选50wt％至85wt％范围内，以包括含氧物循环物和 其内含有的任意稀释剂的原料总重量计。液体和蒸气原料优选是相同 组成的，或者含有不同比例的相同或不同的原料及相同或不同的稀释 剂。

[0059]进入各个反应器系统的原料，优选在第一反应区中全部或 部分地转化为气体流出物，所述气体流出物与至少部分失活的结焦的 分子筛催化剂组合物一起进入分离容器。在优选的实施方案中，分离 容器内的旋风分离器被设计用来在分离区内从含有一种或多种烯烃的 气体流出物中分离分子筛催化剂组合物，优选结焦的分子筛催化剂组 合物。旋风分离器是优选的，但是分离容器内的重力作用也将从气体 流出物中分离催化剂组合物。从气体流出物中分离催化剂组合物的其 它方法包括使用板、罩、弯管等。

[0060]在各HCA中的分离系统的一个实施方案中，分离系统包括 分离容器。在一个实施方案中，分离容器的下部是汽提区。在该汽提 区，至少部分结焦的分子筛催化剂组合物与汽提介质接触，以从所述 至少部分结焦的分子筛催化剂组合物中回收吸附的在间隙内的烃，该 至少部分结焦的分子筛催化剂组合物随后被引入再生系统，所述汽提 介质是气体，优选是下述气体的一种或组合：蒸汽、甲烷、二氧化碳、 一氧化碳、氢气、或惰性气体如氩气，优选蒸汽。理想地，对于每1000 磅催化剂，向汽提单元中提供2至10，更优选2至6，最优选3至5 磅的汽提介质如蒸汽。在另一个实施方案中，汽提区是在与分离容器 分开的容器中，并且以气体体积与结焦的分子筛催化剂组合物的体积 计，汽提介质以1hr^-1至20,000hr^-1的气时表面速度(GHSV)，优选在 250℃至750℃，优选350℃至650℃的高温下通过所述结焦的分子筛 催化剂组合物。

[0061]在一个实施方案中，来自多个分离系统如多个HCA的催化 剂被导向一个联合汽提区。

[0062]在用于使用硅铝磷酸盐分子筛催化剂组合物将含氧物转化 为烯烃的方法的一个优选实施方案中，该方法在下述条件下进行：wHSV 为至少20hr^-1，温度校正的归一化甲烷选择性(TCNMS)低于0.016， 优选低于或等于0.01。参见例如美国专利5,952,538。

[0063]图1表示了HCA10的部分截面图，它任选地带有按照本发 明的联合再生系统。设备10包括外壳12，多个立管反应器20，原料 分配器30，和催化剂返回部分50。优选地，本发明将多个HCA连接到 一个联合的再生系统上。

[0064]继续参考图1，外壳12形成分离区14，在此烃转化反应产 物与催化烃转化反应的催化剂分离。外壳12包括第一端16和第二端 18。分离区14可以另外含有没有示出的一个或多个分离设备，用于分 离产物与催化剂。有用的分离设备将在下面结合讨论本发明其它实施 方案时一起讨论。此外，所述分离设备可以放在分离区14外部，即 HCA10的外壳12的外部，或者放在分离区的内部和外部。

[0065]任选地，在一个或多个HCA中的立管反应器20可以延伸至 外壳12和分离区14内。通过将立管反应器20延伸至外壳12和分离 区14内，使得到给定的立管反应器20的所需长宽比所要求的高度与 外壳12、分离区14和其它有关空间所需要高度的至少一部分一致， 这样就降低了本发明烃转化反应器10的总高度。每个立管反应器20 包括第一端22，催化剂和原料被进了到其中来进行烃转化反应。每个 立管反应器20还包括第二端24，催化剂、产物和未反应的原料(如 果存在的话)通过它离开立管反应器20。每个立管反应器20的第一 端22终止于口26，通过它催化剂和原料被加入到立管反应器20中。 每个HCA10所采用的立管反应器20的数目根据多个设备10中进行的 一种或多种烃转化过程而改变。每个设备10可以含有两个、三个、四 个、五个、六个或者甚至超过六个立管反应器20。

[0066]在另一实施方案(没有示出)中，如Lattner等人的美国 专利申请序列号09/564,613(多立管反应器)所述，一个或多个HCA 包括输送导管，用于将多个反应器的产物合并和输入分离区。

[0067]立管反应器20的大小取决于诸如所需的烃转化方法的表 面气体速度、固体流体动力学、压力和生产能力之类的参数。在本发 明中，每个立管反应器20理想地具有10米至70米的高度，和1米至 3米的宽度(或直径)。在给定的HCA中，所有的立管反应器20从其 第一端22至其第二端24具有类似的高度。理想地，在各个HCA中， 立管反应器20的高度变化从一个立管反应器20至另一个立管反应器 20不超过20％。更理想地，所述高度变化不超过10％，最理想地，所 述高度变化不超过1％。

[0068]在本发明中，在各个HCA中的每个立管反应器20在其整个 高度上具有类似的截面积。理想地，每个立管反应器20的截面积不大 于12m²。更理想地，每个立管反应器20的截面积不大于7m²。最理想 地，每个立管反应器20的截面积不大于3.5m²。理想地，立管反应器 20的截面积变化从一个立管反应器20至另一个立管反应器20不超过 20％。更理想地，立管反应器20的截面积变化不超过10％，最理想地， 立管反应器20的截面积变化不超过1％。如果一个或多个立管反应器 20在沿立管反应器20的高度的不同点上，既具有最大截面积又具有 最小截面积，理想地是，立管反应器20的最大截面积变化从一个立管 反应器20至另一个立管反应器20不超过20％，并且立管反应器20的 最小截面积变化从一个立管反应器20至另一个立管反应器20不超过 20％。更理想地，从一个立管反应器20的最大截面积至另一个立管反 应器20的最大截面积变化不超过10％，并且从一个立管反应器20的 最小截面积至另一个立管反应器20的最小截面积变化不超过10％。最 理想地，从一个立管反应器20的最大截面积至另一个立管反应器20 的最大截面积变化不超过1％，并且从一个立管反应器20的最小截面 积至另一个立管反应器20的最小截面积变化不超过1％。

[0069]理想地，各个HCA中每个立管反应器20的截面积沿着其整 个高度变化不超过50％。更理想地，各个HCA中每个立管反应器20的 截面积沿着其整个高度变化不超过30％，最理想地，每个立管反应器 20的截面积沿着其整个高度变化不超过10％。

[0070]为了向HCA的立管反应器20供给原料，在靠近立管反应器 20的第一端22设置至少一个原料分配器30。在邻近立管反应器20 的第一端22处，可以采用多于一个原料分配器30，以提供不同状态 的原料，例如，一个原料分配器30可以提供蒸气形式的原料，而第二 个原料分配器30可以提供液体形式的原料。原料分配器30包括主体 32，从该主体上伸出多个颈34。每个立管反应器20具有至少一个相 伴的颈34。每个颈34终止于头36。每个颈34的每个头36与每个立 管反应器20的第一端22相邻。理想地，每个头36向上延伸进入每个 立管反应器20。更理想地，每个头36位于在每个立管反应器20第一 端22处的口26或其上面。原料分配器30可以包括没有示出的任选的 流量控制装置，它位于原料分配器30上以控制进入每个颈34的原料 的量，或者流量控制装置可以位于每个颈34上。流量控制装置除了控 制流量之外还可以用于测量流量。此外，没有示出的喷嘴可以位于每 个头36上，以进一步控制进入每个立管反应器20的原料的分布。另 外，每个头36可以安装没有示出的筛分装置，以防止催化剂回流进入 原料分配器30的任意颈34，并随后进入原料分配器30的主体32。

[0071]至少一个催化剂返回区50提供了外壳12的分离区14和立 管反应器20之间的流体连通。尤其是，每个催化剂返回区50提供了 分离区14与每个立管反应器20的第一端22之间的流体连通。每个催 化剂返回区50具有第一端52和第二端54。催化剂返回区50的第一 端52开口于外壳12的第二端18，而催化剂返回区50的第二端54开 口邻近立管反应器20。提供每个催化剂返回区50是为了将催化剂从 外壳12的分离区14输送到立管反应器20的第一端22。一个或多个 HCA可以包括一个、两个、三个、四个、五个、六个或更多个催化剂 返回区50。尽管不是必须的，但是通常HCA中催化剂返回区50的数 目对应于每个HCA中立管反应器20的数目。在图1所示的实施方案中， 催化剂返回区50延伸至立管反应器20。然而，如后面描述的实施方 案所示，催化剂返回区50可以包括在共用的外壳内，或者被布置为与 立管反应器20内部连接，或者它们的一些组合方式。催化剂通过催化 剂返回区50的流动可以任选地通过使用位于每个催化剂返回区50上 的流量控制装置56来控制。流量控制装置56可以是目前本领域使用 的控制通过催化剂输送管线的催化剂流量的任何类型的流量控制装 置。如果采用，流量控制装置56理想地为球阀、旋塞阀或滑动阀。

[0072]HCA10还包括基底60。在图1所示的实施方案中，基底60、 催化剂返回区50和立管反应器20的第一端22限定了催化剂保留区 62。提供催化剂保留区62以保持催化在该设备10中进行的烃转化反 应的催化剂。催化剂返回区50提供了分离区14和催化剂保留区62 之间的流体连通。为此，催化剂返回区50的第二端54开口于催化剂 保留区62。本领域技术人员将知道，催化剂保留区62和催化剂返回 区50之间的边界是流体，并且至少部分取决于包含在催化剂返回区 50和催化剂保留区62中的催化剂的量。

[0073]在设备10的基体60内或附近还设置了流体分配器70。流 体分配器70包括导管72，流化流体通过该导管进入催化剂保留区62， 使催化剂保留区62和催化剂返回区50中的可流化的催化剂流化。如 图1所示，在每个催化剂返回区50上还可以设置附加的流体分配器 70，以使每个催化剂返回区50中装有的可流化的催化剂流化。

[0074]一个或多个HCA还可以包括出口80，催化剂可以通过该出 口从设备10中取出。所述出口80显示为位于外壳12的第二端18上， 但是其可以位于设备10的任何位置。设备10还可以包括入口82，催 化剂可以通过该入口放入设备10中。尽管入口82显示为位于外壳12 的第一端16上，但是入口82可以位于设备10的任何位置。可以提供 管线84以将烃转化产物从设备10中取出。

[0075]如图1所示，本发明优选包括相关的催化剂再生设备90。 催化剂再生设备90与HCA10流体连通。催化剂再生设备90包括与 HCA10流体连通的催化剂再生器92，以及任选的催化剂汽提器94，该 催化剂汽提器94与催化剂再生器92流体连通并且可以与一个或多个 HCA流体连通。第一管线96提供外壳12上的出口80与催化剂汽提器 94之间的流体连通。第二管线98提供催化剂汽提器94和催化剂再生 器92之间的流体连通。第三管线100提供催化剂再生器92和外壳12 上的入口82之间的流体连通。流量控制装置102可以任选地位于第一 管线96上，以控制外壳12和催化剂汽提器94之间催化剂的流动。流 量控制装置104可以任选地位于第二管线98上，以控制催化剂汽提器 94和催化剂再生器92之间催化剂的流动。尽管催化剂汽提器94在图 1中显示为与催化剂再生器92分开，但是本领域技术人员将知道，催 化剂汽提器94可以与催化剂再生器92整体形成。本领域技术人员还 将知道，尽管图1将第三管线100显示为将催化剂通过管线82返回分 离区14，但是催化剂也可以返回到催化剂返回区50、催化剂保留区 62和分离区14、催化剂返回区50和催化剂保留区62的组合。

[0076]在操作时，如图1所示的一个或多个HCA以如下方式发挥 功能。向设备10中装入适当量的适合进行所需烃转化反应的催化剂。 该催化剂应当是可流化的类型的。至少部分催化剂包含在催化剂保留 区62。为了流化催化剂保留区62中的催化剂，将流化流体通过入口 72加入流体分配器70。所述流化流体被进料到HCA10的催化剂保留区 62和催化剂返回区50。有用的流化流体包括但不限于惰性气体、氮气、 蒸汽、二氧化碳和烃。流化流体的选择取决于HCA10中进行的转化反 应的类型。理想地，所述流化流体在于HCA10中进行的反应中是不反 应的(即惰性的)。换句话说，希望流化流体除了使可流化的催化剂 流化外，在于HCA10中进行的烃转化反应中不起作用。

[0077]一旦催化剂达到可接受的流化态，就通过原料分配器30向 HCA10中加入原料。原料进入原料分配器30的主体32，通过原料分配 器30的颈34，并通过原料分配器30的头36离开。原料通过立管反 应器20的第一端22被分配到每个立管反应器20。理想地，原料以基 本上相等的物流分配到每个立管反应器20。“基本上相等”是指从一 个立管反应器20至另一个立管反应器20，通过原料分配器30提供给 每个立管反应器20的原料流的变化不超过25％体积速率，并且原料中 每种组分的变化不超过25％质量。更理想地，从一个立管反应器20至 另一个立管反应器20，通过原料分配器30提供给每个立管反应器20 的原料流的变化不超过10％体积速率，并且原料中每种组分的变化不 超过10％质量。最理想地，从一个立管反应器20至另一个立管反应器 20，通过原料分配器30提供给每个立管反应器20的原料的变化不超 过1％体积速率，并且原料中每种组分的变化不超过1％质量。

[0078]进入立管反应器20的第一端22的原料的速度产生的压差 以及在催化剂返回区50和催化剂保留区62中的可流化催化剂的高度 的压力，使得催化剂被吸入立管反应器20的第一端22。催化剂在众 所周知的离析原理下通过立管反应器20输送，其中一种流体(在本例 中为原料)的动能被用于推动另一种流体(本例中为流化的催化剂)。 催化剂和原料从立管反应器20的第一端22移动到第二端24。在催化 剂和原料移动通过立管反应器20的同时，发生了烃转化反应，并且生 成转化产物。

[0079]通过设计具有这些特征的一个或多个HCA，在给定的HCA 中的各个立管反应器20以基本上相同的方式工作。对于本发明，希望 将进入每个立管反应器20的反应物加料速率和催化剂加料速率维持 在相同的速率上。这样，原料的转化和对所需产物的选择性将基本上 相同，并且可以在最佳操作条件下运转。

[0080]转化产物、未反应的原料(如果存在的话)和催化剂通过 立管反应器20的第二端24离开立管反应器20，并进入外壳12的分 离区14。在外壳12的第二端16中，转化产物和未反应的原料(如果 存在的话)通过没有示出的分离器与催化剂分离，所述分离器是例如 旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击式设备、板、圆锥体、将催化剂 与转化反应的产物分离的其它设备，和它们的组合。理想地，转化产 物和未反应的原料(如果存在的话)通过一系列旋风式分离器分离。 一旦催化剂与转化产物和未反应的原料(如果存在的话)分离，转化 产物和未反应的原料(如果存在的话)将通过管线84从外壳12中转 移出来，用于进一步处理如分离和提纯。与产物和未反应的原料分离 后，催化剂将从外壳12转移到催化剂保留区62。催化剂通过催化剂 返回区50的第一端52离开外壳12，并通过所述催化剂返回区50移 动到催化剂返回区50的第二端54，从这里，催化剂转移到催化剂保 留区62。如果需要，可以通过流量控制装置56控制通过催化剂返回 区50的催化剂流。如果采用了流量控制装置56，可流化催化剂的高 度将保持在在催化剂返回区50中的各流量控制装置56以上，以确保 流量控制装置56的合适功能。

[0081]按照本发明，如图1所示，至少部分来自多个HCA的催化 剂被循环到催化剂再生设备90中。将被再生的催化剂通过出口80从 外壳12转移出来，并且如果需要，通过第一管线96输送到催化剂汽 提器94。任选地，催化剂汽提器94可以包括来自第二HCA(没有示出) 的第二输入管线(没有示出)。这样，来自第二HCA的催化剂可以通 过所述第二输入管线输送到催化剂汽提器94。催化剂从HCA10至催化 剂汽提器94的流动可以通过流量控制装置102控制。在催化剂汽提器 94中，催化剂被汽提出大部分容易除去的有机材料(有机物)，例如 烃。用于各烃转化方法的汽提方法和条件在本领域熟练技术人员的技 能范围内。汽提过的催化剂通过第二管线98从催化剂汽提器94输送 到催化剂再生器或再生单元92。催化剂通过第二管线98的流动可以 任选地通过任选的流量控制装置104控制。在催化剂再生器92中，在 烃转化反应过程中在催化剂上形成的含碳沉积物(焦炭)被至少部分 地从催化剂上除去。

[0082]如图6所示并且如下面将更详细地讨论的，催化剂再生器 92优选接受来自多个HCA的催化剂。如图1所示，催化剂再生器92 任选可以通过第二管线98和与第二HCA(没有示出)连接的管线101 接受催化剂。任选地，管线101可以通向与第二HCA流体连通的第二 汽提单元(没有示出)。在本实施方案中，催化剂可以从第二HCA通 过管线101输送到催化剂再生器92。类似地，来自两个以上HCA的催 化剂可以被导入催化剂汽提器94。另外地或者替代地，来自两个以上 HCA的催化剂可以被导入催化剂再生器92。

[0083]再生的催化剂然后通过出口管线111和第三管线100输送 到HCA10的外壳12。再生催化剂还可以导向与再生系统连接的其它烃 设备中。通常给出口管线111、第三管线100和管线105提供运输气 体，以帮助将催化剂从催化剂再生器92输送到HCA10和第二HCA(没 有示出)以及任何其它HCA。如图1所示，催化剂通过入口82返回外 壳12。

[0084]按照本发明，催化剂再生器92还具有管道系统，用于将至 少一部分再生的催化剂返回到第二烃转化反应器(没有示出)。如图 1所示，这一目的可以这样实现：再生的催化剂通过出口管线111离 开催化剂再生器，并在分割点109被分到两个管线，即第三管线100 和管线105。通过出口管线111、第三管线100和管线105的催化剂流 可以任选地分别通过流量控制装置106、103和107控制。流量控制装 置102、103、104、106和107可以是目前本领域使用来控制通过催化 剂输送管线的催化剂流量的任何类型的流量控制装置。有用的、非限 制性的流量控制装置包括球阀、旋塞阀和滑动阀。

[0085]如图2所示，一个或多个HCA可以被改变。在本可选择的 替代实施方案中，以部分截面图显示的HCA110包括外壳120、多个立 管反应器130、原料分配器140和催化剂返回区150。

[0086]继续参考图2，外壳120形成了分离区122，在此烃转化反 应的产物与催化该烃转化反应的催化剂分离。外壳120包括第一端124 和第二端126。外壳120限定了静止区128，催化剂可以从该静止区 128从HCA110中取出。

[0087]在所给出的HCA中的立管反应器130延伸到外壳120和分 离区122中。每个立管反应器130包括第一端132，催化剂和原料加 入到其中来进行烃转化反应。每个立管反应器130还包括第二端134， 催化剂、产物和未反应的原料(如果存在的话)通过该第二端134离 开立管反应器130。每个立管反应器130的第一端132终止于口136， 催化剂和原料通过该口136进料到立管反应器130中。如上所述， HCA110中采用的立管反应器130的数目可根据在设备110中进行的烃 转化过程而改变。立管反应器130的数目和大小已在上面描述图1时 讨论过。

[0088]为了向立管反应器130供给原料，在靠近立管反应器130 的第一端132处设置至少一个原料分配器140。可以采用一个以上的 原料分配器140以提供不同状态的原料，例如一个原料分配器140可 以提供蒸气形式的原料，而第二原料分配器140可以提供液体形式的 原料。原料分配器140包括主体142，从该主体142伸出多个颈144。 每个立管反应器130具有至少一个相伴的颈144。每个颈144的每个 头146位于每个立管反应器130的第一端132附近。理想地，每个头 146向上延伸进入每个立管反应器130。更理想地，每个头146位于在 每个立管反应器130的第一端132的口136或其上面。原料分配器140 可以包括没有示出的任选的流量控制装置，它位于原料分配器140上 以向每个颈144提供等量的原料，或者流量控制装置可以位于每个颈 144上。流量控制装置除了控制流量之外还可以用于测量流量。此外， 没有示出的喷嘴可以位于每个头146上，以进一步控制进入每个立管 反应器130的原料的分布。另外，每个头146可以安装没有示出的筛 分装置，以防止催化剂回流进入原料分配器140的任意颈144和随后 进入原料分配器140的主体142。

[0089]至少一个催化剂返回区150提供了外壳120的分离区122 和立管反应器130之间的流体连通。每个催化剂返回区150具有第一 端152和第二端154。催化剂返回区150的第一端152毗邻外壳120 的第二端126开口，而催化剂返回区150的第二端154开口立管反应 器130。提供每个催化剂返回区150是为了将催化剂从外壳120的分 离区122输送到立管反应器130的第一端132。设备110可以包括一 个、两个、三个、四个、五个、六个或更多个催化剂返回区150。尽 管不是必须的，但是通常催化剂返回区150的数目对应于立管反应器 130的数目。催化剂通过催化剂返回区150的流动可以任选地通过使 用位于每个催化剂返回区150上的流量控制装置(没有示出)来控制。 所述流量控制装置可以是目前本领域使用来控制通过催化剂输送管线 的催化剂流量的任何类型的流量控制装置。如果采用，所述流量控制 装置理想地为球阀、旋塞阀或滑动阀。

[0090]设备110还包括基底160。在图2所示的实施方案中，基 底160、催化剂返回区150和立管反应器130的第一端132限定了催 化剂保留区162。催化剂返回区150的第二端154开口于催化剂保留 区162。提供催化剂保留区162以保留用于催化在该设备110中进行 的烃转化反应的催化剂。本领域技术人员将知道，催化剂保留区162 和催化剂返回区150之间的边界是流体，并且至少部分地取决于容纳 在催化剂保留区162和催化剂返回区150中的催化剂的量。

[0091]在设备110的基体160上或附近还设置了流体分配器170。 流体分配器170包括导管172，流化流体通过该导管进料到催化剂保 留区162，使容纳在催化剂保留区162和催化剂返回区150中的可流 化的催化剂流化。如图2所示，还可以在每个催化剂返回区150上设 置其它的流体分配器170，以在催化剂返回区150提供附加的硫化流 体。

[0092]HCA110可以还包括出口180，催化剂可以通过该出口从设 备110中取出。出口180位于外壳120的第二端126中的静止区128 附近。希望出口180设置成使得催化剂可以通过静止区128从外壳120 中转移出去。设备110可以还包括入口182，催化剂可以通过该入口 放入设备110中。尽管入口182被显示为位于外壳120的第二端126 上，但是入口182可以位于设备110的任何位置。提供管线184将产 物和未反应的原料(如果存在的话)从设备110的分离区122中转移 出来。

[0093]一系列的分离设备186被显示位于在外壳120的分离区122 中。分离设备186可以是旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击式设备、 板、圆锥体和将催化剂与转化反应产物分离的其它设备。

[0094]撞击式设备190位于外壳120的第一端124中。提供撞击 式设备190以将离开立管反应器130的催化剂引导远离立管反应器 130的第二端134，并限制落回立管反应器130的催化剂的量。理想地， 撞击式设备190位于立管反应器130的第二端134对面。

[0095]图2中还显示了一系列支撑物192。显示的支撑物192仅 仅是举例说明支撑HCA110的一种可能方式。

[0096]如本领域技术人员将理解的那样，图2所示的HCA将类似 于图1所示的HCA发挥功能，并且不再详细说明，除了说明图1中没 有示出的那些特征之外。

[0097]参考图2，催化剂被提供到催化剂保留区162，并通过经流 体分配器170提供的流化流体在催化剂保留区162和催化剂返回区 150中流化。原料通过原料分配器140供给到立管反应器130。供给每 个立管反应器130的原料的量与上面描述图1时所述的相同。催化剂 和原料向上流动通过立管反应器130，与上面描述图1中立管反应器 20时所述的方式相同。

[0098]继续参考图2，催化剂、产物和未反应的原料(如果存在 的话)通过立管反应器130的第二端134离开，进入外壳120的分离 区122。至少一部分催化剂，并且理想的是大多数催化剂接触撞击式 设备190，并偏转向外壳120的侧边。分离器186将至少一部分催化 剂与产物和未反应的原料分离。产物和未反应的原料通过管线184从 烃转化设备10的外壳120转移出去。由分离器186分离的催化剂落入 静止区128。剩余的催化剂通过催化剂返回区150返回与原料接触。

[0099]静止区128中含有的一部分催化剂可以被从一个或多个 HCA转移出去，并通过出口180送到催化剂再生设备，例如图1中所 示的催化剂再生设备90，或者从HCA110转移出去进行进一步处理。 另外，静止区128中的催化剂可以溢出进入催化剂返回区150，并返 回与原料接触。

[0100]图3显示了本发明一个或多个HCA的另一个实施方案。设 备200包括外壳212，多个立管反应器220，原料分配器230和催化剂 返回区250。

[0101]继续参考图3，外壳212限定了分离区214，在此烃转化反 应的产物与催化该烃转化反应的催化剂分离。外壳212包括第一端216 和第二端218。

[0102]立管反应器220延伸到外壳212和分离区214中。每个立 管反应器220包括第一端222，催化剂和原料通过它进料来进行烃转 化反应。每个立管反应器220还包括第二端224，催化剂、产物和未 反应的原料(如果存在的话)通过第二端224该离开立管反应器220。 每个立管反应器220的第一端222终止于口226，通过它催化剂和原 料被进料到立管反应器220中。立管反应器220的数目和尺寸在上面 描述图1时讨论过。

[0103]继续参考图3，为了向立管反应器220供给原料，在靠近 立管反应器220的第一端222处设置至少一个原料分配器230。可以 采用一个以上的原料分配器230以提供不同状态的原料，例如一个原 料分配器230可以提供蒸气形式的原料，而第二原料分配器230可以 提供液体形式的原料。每个原料分配器包括没有示出的主体，从该主 体延伸出至少一个颈232。每个立管反应器220具有至少一个相关的 颈232。每个原料分配器230终止于头234。每个头234毗邻每个立管 反应器220的第一端222设置。理想地，每个头234向上延伸进入每 个立管反应器220。更理想地，每个头234位于每个立管反应器220 的第一端222的口226或其上面。原料分配器230可以包括没有示出 的任选的流量控制装置，它位于原料分配器230上以向每个头234提 供等量的原料。所述流量控制装置还可以用于测量流量。此外，没有 示出的喷嘴可以位于每个头234上，以进一步控制进入每个立管反应 器220的原料的分布。另外，每个头234可以安装没有示出的筛分装 置，防止催化剂回流进入任何原料分配器230。

[0104]在图3所示的HCA200中，在相对于立管反应器220的中心 处设置一个催化剂返回区250。催化剂返回区250提供了外壳212的 分离器214与立管反应器220的流体连通。催化剂返回区250具有第 一端252和第二端254。催化剂返回区250的第一端252开口于外壳 212的第一端214，并且催化剂返回区250的第二端254开口向立管反 应器220。在催化剂返回区250的第二端254设置了一系列的臂256 或竖管。臂256从催化剂返回区250延伸到每个立管反应器220，并 提供催化剂返回区250和立管反应器220之间的流体连通。臂256的 数目将相应于立管反应器230的数目，每个立管反应器230具有至少 一个对应的臂256。提供催化剂返回区250以将催化剂从外壳212的 分离区214输送到立管反应器220的第一端222。催化剂通过催化剂 返回区250的流动可以任选地通过使用流量控制装置258来控制，该 流量控制装置位于催化剂返回区250或每个臂256上。流量控制装置 258可以是本领域目前使用来控制通过催化剂输送管线的催化剂流量 的任何类型的流量控制装置。如果采用，流量控制装置258理想地为 球阀、旋塞阀或滑动阀。

[0105]在图3所示的实施方案中，催化剂返回区250的第一端252 和臂256限定了催化剂保留区262。催化剂返回区250的臂256开口 于催化剂保留区262。提供催化剂保留区262以保留用于催化在该设 备200中进行的烃转化反应的催化剂。本领域技术人员将知道，催化 剂保留区262和催化剂返回区250之间的边界是流体，并且至少部分 地取决于催化剂保留区262和催化剂返回区250的臂256中装有的催 化剂的量。

[0106]在催化剂保留区262的下面至少设置一个流体分配器270。 流体分配器270包括管道272，通过管道272加入流化流体，以使在 催化剂保留区262和催化剂返回区250中的可流化的催化剂流化。如 图3所示，在催化剂返回区250上还可以设置其它流体分配器270， 进一步使包括在催化剂返回区250中的可流化的催化剂流化。

[0107]HCA200可以还包括出口280，催化剂可以通过该出口从设 备200中取出。出口280显示为位于外壳212的第二端218上，但是 可以位于设备200的任何位置。设备200可以还包括入口282，催化 剂可以通过该入口放入设备200中。尽管入口282显示为位于外壳212 的第二端218上，但是入口282可以位于设备200的任何位置。可以 提供管线284以将产物从设备200中转移出来。

[0108]一系列的分离设备286被显示设置在外壳212的分离区 214中。分离设备286可以是旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击式 设备、板、圆锥体和将催化剂与转化反应产物分离的任何其它设备。 图3所示的分离设备286是旋风式分离器288。

[0109]在图3中还显示了一系列的支撑物292。显示的支撑物292 仅仅是举例说明了支撑HCA200的一种可能方式。

[0110]图3所示的HCA200类似于图1和图2所示的HCA发挥功能。 图3所示的设备200以如下方式发挥功能。

[0111]设备200装有适当量的催化剂，该催化剂保留在催化剂返 回区250和催化剂保留区262中。借助于通过原料分配器270的管道 272供给HCA200的流化流体，使催化剂在催化剂返回区250和催化剂 保留区262中流化。催化剂向立管反应器200的流动可以通过流量控 制装置258控制。原料通过原料分配器230供给立管反应器220。供 给立管反应器220的原料的量与上面描述图1时所讨论的相同。原料 和催化剂通过上面描述过的离析原理向上流入立管反应器230。

[0112]催化剂、产物和未反应的原料(如果存在的话)通过立管 反应器220的第二端224离开立管反应器220。催化剂通过分离设备 286与产物和任何未反应的原料分离。分离的催化剂进入外壳212的 第二端218，同时产物和任何未反应的原料通过管线284从设备中转 移出去。

[0113]一部分催化剂可以从设备200中通过出口280转移出去， 并送入没有示出的再生设备中，或者全部从设备200中转移出去。再 生催化剂通过入口282返回设备200。

[0114]分离的催化剂进入催化剂返回区250的第一端252，并循 环以再次用于烃转化反应。催化剂通过催化剂返回区250返回催化剂 保留区262，在此催化剂通过由流体分配器270供给的流化流体保持 在流化态。

[0115]图4显示了一个或多个HCA300的另一个实施方案。该设备 300包括外壳310、多个立管反应器330、原料分配器340和流体分配 器350。

[0116]继续参考图4，外壳310由壁312构成，并且是中空的。 外壳310具有第一端314和第二端316。外壳310的第一端314限定 了分离区318，在此催化剂与烃转化反应的产物分离。外壳310还包 括壁延伸部320和漏斗部分322，所述壁延伸部320从外壳310的第 二端316向上延伸到外壳310的第一端314内。壁延伸部320和漏斗 部分322限定了静止区324，部分催化剂在从外壳310中被转移出去 前保留在这里。

[0117]在图4所示的实施方案中，如图4所示，在外壳310内设 置了多个立管反应器330。每个立管反应器330基本上平行于外壳310 的纵轴延伸，并具有壁331。每个立管反应器330具有第一端332和 第二端334。每个立管反应器330的第一端332位于外壳310的第二 端316内。每个立管反应器330的第二端334延伸至外壳310的第一 端314内。每个立管反应器330的第一端332终止于口335，催化剂 和原料通过该口加入立管反应器330。尽管HCA 300在图4中显示为 含有三个立管反应器330，但是设备300理想地含有两个或更多个立 管反应器330。立管反应器330的数目和大小与对图1的有关描述相 同。

[0118]继续参考图4，外壳310的壁312和各立管反应器330的 壁331限定了催化剂保留区336。催化剂保留区336含有用于催化烃 转化反应的催化剂。当设备300运转时，如下面详细描述的那样，催 化剂保留区336含有流化态的催化剂。壁延伸部320、外壳310的壁 312和各立管反应器330的壁331还限定了催化剂返回区338。催化剂 返回区338将转化反应所用的催化剂从外壳310的第一端314中的分 离区318导向催化剂保留区336。本领域技术人员将知道，催化剂保 留区336和催化剂返回区338之间的边界是流体，并且至少部分取决 于催化剂保留区336中含有的催化剂的量。

[0119]为了向立管反应器330供给原料，在靠近立管反应器330 的第一端332处设置至少一个原料分配器340。可以采用一个以上的 原料分配器340，以提供不同状态的原料，例如一个原料分配器340 可以提供蒸气形式的原料，而第二个原料分配器340可以提供液体形 式的原料。原料分配器340包括主体342，从该主体342延伸出多个 颈344。每个立管反应器330具有至少一个相伴的颈344。每个颈344 终止于头346。每个颈344的每个头346与每个立管反应器330的第 一端332毗邻。理想地，每个头346延伸到每个立管反应器330内。 更理想地，每个头346位于每个立管反应器330的第一端332的口335 或其上面。原料分配器340可以包括任选的流量控制装置348，它位 于原料分配器340上以向每个颈344提供等量的原料，并且如果需要， 用于测量通过每个颈344的流量。如图4所示，流量控制装置348是 阀门350。上面描述了有用的阀门类型。此外，没有示出的喷嘴可以 安装在每个头346上，以将原料分布到每个立管反应器330内。另外， 每个头346可以安装有没有示出的筛分装置，以防止催化剂回流进入 原料分配器340的任意颈344，并随后进入原料分配器340的主体342。

[0120]在外壳310的第二端316还设置了流体分配器350。流体 分配器350包括导管352，通过该导管加入流化流体，以流化在催化 剂保留区336和催化剂返回区338中的可流化的催化剂。在流体分配 器350和催化剂保留区336之间可以设置任选的分散器354，来分散 催化剂保留区336和催化剂返回区338中流化流体。分散器354理想 地在外壳310的第二端316内，与外壳310的纵轴垂直。分散器354 可以是筛网、格栅、多孔板或类似设备，通过它能够向催化剂保留区 336加入流化流体以提供流化流体的均匀分布。

[0122]为了使烃转化反应产物与催化剂分离，在外壳310的第一 端314内可以设置一个分离器360或一系列分离器360。分离器360 在图4中显示是旋风式分离器362。外壳310的第一端314内还可以 设置其它类型的分离器360如过滤器、筛网、撞击式设备、板、圆锥 体和其它能够将产物与催化剂分离的设备。分离器360的数目取决于 所需的操作效率、催化剂的颗粒大小、气体表面速度、生产能力和其 它参数。产物通过管线364或多个管线364从外壳310中转移出来， 用于进一步处理如分离和提纯。

[0122]设备300可以还包括催化剂可以通过它从外壳310中转移 出来的出口370，和催化剂可以通过它放入外壳310的入口372。出口 370和入口372的位置不重要。然而，出口370的理想位置为，使催 化剂可以通过静止区324从外壳310中转移出来。

[0123]撞击式设备380位于外壳310的第一端314。提供撞击式 设备380以将离开立管反应器330的催化剂引导远离立管反应器330 的第二端334，并限制落回立管反应器330的催化剂的量。

[0124]图4还显示了支撑物392。显示支撑物392仅仅是为了举 例说明了支撑HCA300的一种可能方式。

[0125]如图4所示，一个或多个HCA包括相伴的催化剂再生设备 90，它与HCA300流体连通。催化剂再生设备90包括与HCA300流体连 通的催化剂再生器92，以及任选的催化剂汽提器94，它与催化剂再生 器92流体连通，并且可以与HCA300流体连通。第一管线96提供了催 化剂汽提器94和外壳310通过出口370的流体连通。任选地，催化剂 汽提器94可以包括来自第二HCA(没有显示)的第二输入管线(没有 显示)。这样，来自第二HCA的催化剂可以通过第二输入管线输入催 化剂汽提器94。第二管线98提供了催化剂汽提器94和催化剂再生器 92之间的流体连通。第三管线100提供了催化剂再生器92和外壳310 上入口372之间的流体连通。任选地，流量控制装置102可以位于第 一管线96上，控制外壳12和催化剂汽提器94之间催化剂的流动。任 选地，流量控制装置104可以位于第二管线98上，控制催化剂汽提器 94和催化剂再生器92之间催化剂的流动。

[0126]尽管在图4中催化剂汽提器94显示为与催化剂再生器92 分开，但是本领域技术人员将知道，催化剂汽提器94可以与催化剂再 生器92整体形成。本领域技术人员还将知道，尽管图4显示第三管线 100将催化剂通过管线372返回分离区318，但是催化剂也可以返回催 化剂返回区338，催化剂保留区336，和分离区318、催化剂返回区338 和催化剂保留区336的组合。

[0127]在运行时，如图4所示，一个或多个HCA以如下方式发挥 功能。催化剂保留区336装入适合进行所需的烃转化反应的催化剂。 该催化剂应当是可流化类型的。为了流化催化剂保留区336和催化剂 返回区338中的催化剂，将流化流体通过管道352加入流体分配器 350。流化流体通过分散器354在HCA300的外壳310内分散。有用的 流化流体包括但不限于氮气、蒸汽、二氧化碳和烃。流化流体的选择 取决于在烃转化设备300中进行的转化反应的类型。

[0128]一旦催化剂达到可接受的流化态，就通过原料分配器340 向HCA300中加入原料。原料进入原料分配器340的主体342，通过原 料分配器340的颈344，并通过原料分配器340的头346离开。原料 通过立管反应器330的第一端332的口335被分配到每个立管反应器 330。

[0129]进入立管反应器330的第一端332的原料的速度产生的压 差以及在催化剂保留区336中的可流化催化剂的高度产生的压力，使 得催化剂被吸入立管反应器330的第一端332。催化剂在众所周知的 离析原理下通过立管反应器330输送，其中一种流体(在本例中为原 料)的动能被用于推动另一种流体(本例中为流化的催化剂)。催化 剂和原料从立管反应器330的第一端332移动到第二端334。在催化 剂和原料移动通过立管反应器330的同时，发生了烃转化反应，并且 生成转化产物。

[0130]转化产物、未反应的原料(如果存在的话)和催化剂通过 立管反应器330的第二端334离开立管反应器330，并进入在外壳310 的第一端314中的催化剂分离区318。在催化剂分离区318中，转化 产物和未反应的原料(如果存在的话)通过分离器360与催化剂分离。 理想地，转化产物和未反应的原料(如果存在的话)通过图4所示的 一系列旋风式分离器362分离。此外，至少部分离开立管反应器330 的催化剂与撞击式设备380接触，并从立管反应器330的第二端334 偏移到静止区324。

[0131]一旦催化剂从转化产物和未反应的原料(如果存在的话) 中分离出来，将通过管线364从外壳310中转移出来，用于进一步处 理如分离和提纯。部分催化剂落入静止区324，催化剂将保留在这里 直至它被从外壳310中转移出去。催化剂通过出口370从静止区324 转移出去，并可以被送入催化剂再生设备90中用于再生。

[0132]催化剂再生器92优选接受来自如图6所示的多个HCA的催 化剂，下面将更详细地描述。如图4所示，催化剂再生器92任选地可 以通过第二管线98和与第二HCA(没有显示)相连的管线101接受催 化剂。任选地，管线101可以通向与第二HCA流体连通的第二汽提单 元(没有显示)。在该实施方案中，催化剂可以从第二HCA通过管线 101输入催化剂再生器92。类似地，来自两个以上HCA的催化剂可以 被导向所述催化剂汽提器94。另外地或者替代地，来自两个以上HCA 的催化剂可以被导向所述催化剂再生器92。催化剂再生设备90的功 能在上面描述图1时讨论过，这里不再更详细地描述。静止区324中 的部分催化剂将从静止区324落入催化剂返回区338，并返回以与原 料接触。

[0133]回到图4，其余部分的催化剂在与产物和未反应的原料分 离后，从外壳310的第一端314通过催化剂返回区338落入催化剂保 留区336。催化剂从催化剂保留区336循环，用于烃转化反应。

[0134]立管反应器和催化剂返回区的可能构型的代表性实施方案 显示在图5的截面图中。图5A显示了图1所示的HCA10的立管反应器 20的一种可能构型。如图5A所示，立管反应器20容纳在外壳26内。 如果容纳在外壳26内，立管反应器和外壳26之间的区域将填充耐火 材料28。有用的耐火材料28包括砂、水泥、陶瓷材料、含有莫来石 或刚玉的高氧化铝砖、高氧化铝砖、镁砖、粘土或高岭土的保温耐火 砖，或任何其它耐高温材料。

[0135]图5B显示了类似于图1所示的设备10的一种HCA的截面 图。在该实施方案中，立管反应器20也容纳在外壳26内。如上所述， 外壳26填充以耐火材料28。在该实施方案中，催化剂返回区50也容 纳在外壳26内，被耐火材料28包围。

[0136]图5C显示了图3所示的立管反应器220的一种可能构型。 在图5C所示的实施方案中，催化剂返回区250显示为位于各立管反应 器220的中心。立管反应器220和催化剂返回区250容纳在外壳226 内。立管反应器和外壳226之间的区域填充了耐火材料228。有用的 耐火材料在上面描述图5A时讨论过。

[0137]图5D显示了图4所示的立管反应器330的一种可能构型。 如图5D所示，立管反应器330位于外壳310中心。如上面描述图4 时所述的，立管反应器330的壁331和外壳310限定了催化剂返回区 338。立管反应器330之间的区域可以任选地填充第一耐火材料382。 外壳310还可以任选地填充第二耐火材料384。有用的耐火材料在上 面描述图5A时讨论过。继续参考图5D，本领域技术人员将知道，第 一耐火材料382和第二耐火材料384可以是相同或不同的材料。

[0138]图5E显示了图4所示的立管反应器330的另一种可能构 型。如图5E所示，立管反应器330位于外壳310中心。在该实施方案 中，立管反应器330容纳在第二外壳386内，外壳386具有壁388。 催化剂返回区338是由第二外壳386的壁388和外壳310限定的。立 管反应器330的壁331和第二外壳386的壁388之间的区域填充了第 一耐火材料390。外壳310可以还填充第二耐火材料392。有用的耐火 材料在上面描述图5A时讨论过。继续参考图5E，本领域技术人员将 知道，第一耐火材料390和第二耐火材料392可以是相同或不同的材 料。

[0139]尽管在各图中立管反应器和催化剂返回区被显示为具有圆 形截面，但是立管反应器和催化剂返回区可以具有有利于HCA操作的 任何截面。对于立管反应器和催化剂返回区来说，其它有用的截面包 括椭圆截面、多边形截面和椭圆与多边形分区的截面。对于立管反应 器和催化剂返回区来说，理想的截面包括圆形和各边等长的规则多边 形。“规则”意味着截面形状在该形状的边界内不含有顶角大于180° 的线段。最理想的截面是圆形和各边等长的三角形、正方形和六边形。 确定任意截面形状的截面积的方法是基于本领域技术人员众所周知的 已有的几何原理。类似地，分离区的理想的截面包括圆形和各边等长 的规则多边形。最理想的截面是圆形和各边等长的三角形、正方形和 六边形。

[0140]尽管在各图中立管反应器相对于分离区的位置被显示为是 等距的和对称的，但是其它构型也在本发明范围内。例如，在半球形 布局中，立管反应器可以位于分离区的一侧。作为另一个实例，当分 离区具有圆形或者近似圆形的截面时，立管反应器可以沿着分离区直 径排列成一线。本领域技术人员将知道，在本发明中可以采用立管反 应器相对于分离区的多种构型。

[0141]本领域技术人员还将知道，在本发明的给定的HCA中，任 选的多个立管反应器可以通过将一个立管反应器分成多个更小的立管 反应器来构成。例如，一个具有圆形截面的较大反应器可以被分成几 个盘形(pie-shaped)立管反应器。作为另一个实例，具有正方形截 面的一个立管反应器可以被分成具有长方形或更小的正方形截面的多 个立管反应器。

[0142]本发明的任选的多立管HCA可以用于进行几乎所有的使用 流化催化剂的烃转化方法。典型的反应包括例如烯烃互相转化反应、 含氧物至烯烃的转化反应(例如MTO反应)、含氧物至汽油的转化反 应、马来酸酐制备反应、汽相甲醇合成、邻苯二甲酸酐制备反应、 Fischer Tropsch反应和丙烯腈制备反应。一个或多个这些烃转化方 法可以与本发明的联合催化剂再生系统连接，例如流体连通。例如， 在一个实施方案中，第一HCA通过MTO反应方法制备轻烯烃，而第二 HCA进行烯烃互相转化反应。第一和第二HCA二者可以将催化剂送入 一个联合再生系统。

[0143]用于将含氧物转化为烯烃的方法采用包括含氧物的原料。 本文中所用术语“含氧物”定义为包括但不必限于含有氧的烃，例如 下列：脂肪醇、醚、羰基化合物(醛、酮、羧酸、碳酸酯等)，和它 们的混合物。脂肪族部分理想地应含有1至10个碳原子，更理想地含 有1至4个碳原子。代表性的含氧物包括但不必限于低分子量的直链 或支链脂肪醇和它们的不饱和对应物。合适的含氧物的实例包括但不 必限于：甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C₄-C₁₀醇、甲乙醚、二甲醚、 乙醚、二异丙醚、甲酸甲酯、甲醛、碳酸二甲酯、碳酸甲乙酯、丙酮 和它们的混合物。理想地，用于转化反应中的含氧物选自甲醇、二甲 醚和它们的混合物。更理想地，含氧物是甲醇。向立管反应器中加入 的总进料可以含有其它组分，例如稀释剂。

[0144]可以与含氧物一起向立管反应器中加入一种或多种稀释 剂，使得总进料混合物包含1mol％至99mol％的稀释剂。所述方法中可 以采用的稀释剂包括但不必限于氦气、氩气、氮气、一氧化碳、二氧 化碳、氢气、水、石蜡、其它烃(如甲烷)、芳族化合物和它们的混 合物。理想的稀释剂包括但不必限于水和氮气。

[0145]一部分原料可以以液体形式供给反应器。当部分原料是以 液体形式供给时，原料的液体部分可以是含氧物、稀释剂或两者的混 合物。原料的液体部分可以直接注入各个立管反应器，或者用原料的 蒸气部分或合适的载气/稀释剂夹带或携带进入立管反应器。通过以液 相形式提供部分原料(含氧物和/或稀释剂)，能够控制立管反应器内 的温度。通过原料液体部分的蒸发的吸热，含氧物转化反应的放热部 分地被吸收。控制加入反应器的液体原料与气体原料的比例是控制反 应器温度，尤其是立管反应器内温度的可行方法之一。

[0146]以液体形式供给的原料的量，不管是单独供给还是与蒸气 原料一起供给，都是原料中总含氧物含量加稀释剂的0.1wt％至85wt％。 更理想地，所述范围是总含氧物加稀释剂原料的1wt％至75wt％，最理 想地为5wt％至65wt％。原料的液体部分和蒸气部分可以是相同组成， 或者可以含有不同比例的相同或不同含氧物和相同或不同稀释剂。一 种特别有效的液体稀释剂是水，由于其较高的蒸发热，水能够以较小 的比例对反应器温度差具有大的影响。其它有用的稀释剂在上面进行 了描述。合适选择加入反应器的任意合适的含氧物和/或稀释剂的温度 和压力，将确保至少部分原料在其进入反应器时，和/或与催化剂或原 料和/或稀释剂的蒸气部分接触时是液相。

[0147]任选地，原料的液体部分可以分成几份，并引入立管反应 器中沿着立管反应器长度方向的多个位置。可以用含氧物原料、稀释 剂或者两者一起进行这种操作。通常用原料的稀释剂部分进行这种操 作。另一种选择是供给喷嘴，该喷嘴以形成适当大小分布的液滴的形 式，将原料的整个液体部分引入到立管反应器，当被引入立管反应器 的气体和固体夹带时，所述液滴沿着立管反应器的长度方向逐渐汽化。 这些安排或者它们的组合可以用于更好地控制立管反应器内的温度 差。在反应器中引入多个液体进料点或者设计液体进料喷嘴来控制液 滴大小分布的方法在本领域是众所周知的，在此不再讨论。

[0148]适合于催化含氧物至烯烃转化反应的催化剂包括分子筛和 分子筛混合物。分子筛可以是沸石型(沸石)或非沸石型(非沸石)。 有用的催化剂还可以由沸石型和非沸石型分子筛的混合物制成。理想 地，催化剂包括非沸石型分子筛。用于含氧物至烯烃转化方法的理想 分子筛包括“小”和“中”孔分子筛。“小孔”分子筛定义为孔直径 小于5.0的分子筛。“中孔”分子筛定义为孔直径为5.0至10.0 的分子筛。

[0149]有用的沸石型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和它们的混合物。制备这些分子筛的 方法在本领域是公知的，在此无需讨论。适合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，及其取代形式。适合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，及其取代形式。

[0150]硅铝磷酸盐(“SAPOs”)是可用于含氧物至烯烃转化反应 的一组非沸石型分子筛。SAPOs包括[SiO₂]、[AlO₂]和[PO₂]四面体单 元的三维微孔晶体框架结构。Si结合到结构中的方式可以通过²⁹Si MAS NMR测定。参见Blackwell and Patton，J.Phys.Chem.，92， 3965(1988)。理想的SAPO分子筛在²⁹Si MAS NMR中显现化学位移[(Si)] 在-88至-96ppm范围内的一个或多个峰，在该范围内的总峰面积为化 学位移[(Si)]在-88至-115ppm范围内的所有峰的总峰面积的至少 20％，其中[(Si)]化学位移参考外标四甲基硅烷(TMS)。

[0151]希望这种方法中所用的硅铝磷酸盐分子筛具有较低的 Si/Al₂比。通常，Si/Al₂比越低，C₁-C₄饱和化合物的选择性，尤其是 丙烷选择性越低。低于0.65的Si/Al₂比是理想的，优选Si/Al₂比不 超过0.40，特别优选Si/Al₂比不超过0.32。

[0152]硅铝磷酸盐分子筛通常被分为具有8、10或12元环结构的 微孔材料。这些环结构可以具有3.5至15的平均孔径。优选的是平 均孔径为3.5至5，更优选4.0至5.0的小孔SAPO分子筛。这些 孔径是典型的8元环分子筛。

[0153]通常，硅铝磷酸盐分子筛包含共享角的[SiO₂]、[AlO₂]和 [PO₂]四面体单元的分子框架结构。这种框架结构有效地将各种含氧物 转化为烯烃产物。

[0154]用于含氧物至烯烃转化方法中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，以及它们的含有金 属的形式，和它们的混合物。优选的是SAPO-18，SAPO-34，SAPO-35， SAPO-44和SAPO-47，尤其是SAPO-18和SAPO-34，包括它们的含有金 属的形式和它们的混合物。在此所用的术语“混合物”与“组合”是同 义词，并被认为是以各种比例具有两种或多种组分的物质组合物而不 管物理状态如何。

[0155]如果需要，其它形成烯烃的分子筛材料可以与硅铝磷酸盐 催化剂混合。存在若干类型的分子筛，每一种具有不同的性能。适合 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，及其取代形式。 适合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，及其取代形式。可以与硅铝磷酸盐 催化剂组合的优选分子筛包括ZSM-5、ZSM-34、毛沸石和菱沸石。

[0156]取代的SAPOs形成一类称作“MeAPSOs”的分子筛，它也可 以用于本发明。制备MeAPSOs的方法在本领域是已知的。带有取代物 的SAPOs如MeAPSOs也适合用于本发明。合适的取代物“Me”包括但 不必限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。取代物可以在合成 MeAPSOs的过程中结合进去。或者，取代物可以在合成SAPOs或MeAPSOs 后利用许多方法结合。这些方法包括但不必限于离子交换、早期湿润、 干混、湿混、机械混合和它们的组合。

[0157]理想的MeAPSOs是孔径小于5的小孔MeAPSOs。小孔 MeAPSOs包括但不必限于NiSAPO-34、CoSAPO-34、NiSAPO-17、 CoSAPO-17和它们的混合物。

[0158]带有取代物的铝磷酸盐(ALPOs)也称作“MeAPOs”，是另 一组适用于含氧物至烯烃转化反应的分子筛，理想的MeAPOs是小孔 MeAPOs。制备MeAPOs的方法在本领域是已知的。合适的取代物包括但 不必限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。取代物可以在合成 MeAPOs的过程中结合进去。或者，取代物可以在合成ALPOs或MeAPOs 后利用许多方法结合。这些方法包括但不必限于离子交换、早期湿润、 干混、湿混、机械混合和它们的组合。

[0159]分子筛还可以被结合到固体组合物，优选固体颗粒中，其 中分子筛以足以催化所需的转化反应的量存在。固体颗粒可以包括催 化有效量的分子筛和基质材料，优选填料和粘合剂材料中的至少一种， 以使所述固体组合物具有一种或多种所需的性能，例如所需的催化剂 稀释、机械强度等。这类基质材料经常在一定程度上是多孔性质的， 并且经常具有一些非选择性的催化活性，促进了不希望的产物的形成， 并且可能或不可能有效地促进所需的化学转化。这样的基质材料，如 填料和粘合剂材料，包括例如合成的和天然存在的物质、金属氧化物、 粘土、二氧化硅、氧化铝、二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化镁、 二氧化硅-氧化锆、二氧化硅-氧化钍、二氧化硅-氧化铍、二氧化 硅-二氧化钛、二氧化硅-氧化铝-氧化钍、二氧化硅-氧化铝-氧 化锆、和这些材料的混合物。

[0160]固体催化剂组合物优选包含1wt％至99wt％，更优选5wt％至 90wt％，甚至更优选10wt％至80wt％的分子筛；以及1wt％至99wt％，更 优选5wt％至90wt％，甚至更优选10wt％至80wt％的基质材料。

[0161]包含分子筛和基质材料的固体催化剂组合物如固体颗粒的 制备方法是常规的，并且在本领域是众所周知的，因此在此不再详细 描述。

[0162]催化剂可以还含有粘合剂、填料或其它物质，以提供更好 的催化性能、抗磨耗性、再生性和其它需要的性能。理想地，催化剂 在反应条件下是可流化的。催化剂的粒度应当为5μ至3，000μ，理想 地为10μ至200μ，更理想地为20μ至150μ。可以对催化剂进行多种处 理以达到所需的物理化学特性。这类处理包括但不必限于煅烧、球磨、 磨、研磨、喷雾干燥、水热处理、酸处理、碱处理和它们的组合。

[0163]理想地，在本发明的一个或多个HCA中进行的含氧物至烯 烃的转化反应采用的气体表面速度，在立管反应器中大于1m/s。在说 明书和权利要求书中所用的术语“气体表面速度”定义为蒸发的原料 和任意稀释剂的体积流速除以反应器截面积。由于含氧物在流过反应 器的同时转化为包括轻烯烃的产物，因此气体表面速度在反应器内的 不同位置可以不同，取决于存在的气体的总摩尔数，以及反应器内具 体位置的截面积、温度、压力和其它有关的反应参数。在反应器内任 何位置，包括在原料中存在的任何稀释剂的气体表面速度维持在高于 1m/s的速度。理想地，该气体表面速度大于2m/s。更理想地，该气体 表面速度大于2.5m/s。甚至更理想地，该气体表面速度大于4m/s。最 理想地，该气体表面速度大于8m/s。

[0164]将气体表面速度维持在这样的速率增加了在立管反应器内 流动的气体的活塞流行为的机会。当气体表面速度增加到1m/s以上 时，携带气体的固体的内部再循环的减少导致气体轴向扩散或返混的 降低。(当同种流体反应物要素以活塞形式平行于反应器轴移动通过 反应器时，出现理想的活塞流行为。)气体在反应器中返混现象的最 小化增加了含氧物转化反应中对所需的轻烯烃的选择性。

[0165]当气体表面速度接近1m/s或更高时，离开立管反应器的气 体可以夹带反应器中相当大部分的催化剂。至少一部分离开立管反应 器的催化剂将通过催化剂返回区循环，以再次与原料接触。

[0166]理想地，循环以再次与原料接触的、包括分子筛和任何其 它材料如粘合剂、填料等的催化剂的速率，是加入到反应器的含氧物 总加料速率的1至100倍，更理想地为10至80倍，最理想地为10 至50倍，以重量计。

[0167]用于将含氧物转化为轻烯烃的温度可在宽范围内变化，它 至少部分取决于催化剂、催化剂混合物中再生催化剂的分数，及反应 器设备和反应器的构型。尽管这些方法并不限于特定的温度，但是如 果在200℃至1000℃，更优选在200℃至700℃，理想地在250℃至600 ℃，最理想地在300℃至500℃的温度下进行所述方法，可以达到最好 的结果。较低的温度通常导致较低的反应速率，并且所需的轻烯烃产 物的生成速率也明显降低。然而，在高于700℃的温度下，该方法不 能形成最高量的轻烯烃产物，并且焦炭和轻饱和化合物在催化剂上形 成的速率可能变得太高。

[0168]尽管不一定是以最高的产量，轻烯烃将在很宽的压力范围 内形成，包括但不限于0.1kPa至5MPa的压力。理想的压力在5kPa 至1MPa，最理想在20kPa至500kPa。如果存在稀释剂的话，上述压力 不包括稀释剂的压力，并且当原料涉及含氧物化合物和/或它们的混合 物时，上述压力是指原料的分压。所述范围之外的压力可以被采用， 并且不排除在本发明的范围外。压力的下限和上限可能不利地影响选 择性、转化率、结焦速率和/或反应速率；然而，仍然会形成轻烯烃， 因此，压力的这些极限被认为是本发明的一部分。

[0169]宽范围的含氧物转化反应的WHSV可用于本发明，所述WHSV 定义为，相对于每重量的在立管反应器中的催化剂中的分子筛，每小 时向立管反应器中加入的总含氧物的重量。向立管反应器中加入的总 含氧物包括在汽相和液相中的所有含氧物。尽管催化剂可以含有作为 惰性填料或粘合剂的其它材料，但是计算WHSV时仅使用立管反应器中 的催化剂中的分子筛的重量。WHSV优选高到足以在反应条件下和在反 应器构型和设计内，将催化剂维持在流化状态。通常，WHSV在1hr^-1 至5000hr^-1范围内，理想地在2hr^-1至3000hr^-1范围内，最理想地在5hr^-1 至1500hr^-1范围内。申请人已发现，在WHSV大于20hr^-1下进行含氧 物至烯烃的转化反应，将降低转化反应的产物组(product slate)中甲 烷的含量。因此，转化反应优选在至少20hr^-1的WHSV下进行。对于 包含甲醇、二甲醚或它们的混合物的原料来说，WHSV理想地为至少20 hr^-1，更理想地为20hr^-1至300hr^-1。

[0170]本发明中制备优选的烯烃产物的方法可以包括从烃如油、 煤、焦油砂、页岩、生物质和天然气制备含氧物组合物的附加步骤。 制备所述组合物的方法在本领域是已知的。这些方法包括发酵成醇或 醚，制备合成气，然后将合成气转化成醇或醚。合成气可以通过如蒸 汽重整、自热重整和部分氧化的已知方法来制备。

[0171]本领域技术人员还将知道，通过本发明的含氧物至烯烃转 化反应制备的烯烃可以聚合形成聚烯烃，尤其是聚乙烯和聚丙烯。由 烯烃制备聚烯烃的方法在本领域是已知的。优选催化方法。特别优选 的是茂金属、Ziegler/Natta和酸催化体系。参见例如美国专利 3,258,455，3,30 5,538，3,364,190，5,892,079，4,659,685， 4,076,698，3,645,992，4,302,565和4,243,691。通常，这些方法 包括在有效形成聚烯烃产物的压力和温度下，将烯烃产物与形成聚烯 烃的催化剂接触。

[0172]一种优选的形成聚烯烃的催化剂是茂金属催化剂。优选的 操作温度范围是50℃至240℃，并且反应可以在低压、中压或高压下 进行，无论如何在1bar至200bar。对于溶液中进行的方法来说，可 以使用惰性稀释剂，并且优选的操作压力范围是10至150bar，优选 的温度范围是120℃至230℃。对于气相方法来说，优选的是，温度通 常为60℃至160℃，操作压力为5bar至50bar。

[0173]除了聚烯烃之外，由本发明方法制备的烯烃或由其回收的 烯烃可以形成多种其它烯烃衍生物。它们包括但不限于醛、醇、乙酸、 直链α烯烃、乙酸乙烯酯、1，2-二氯乙烷和氯乙烯、乙苯、环氧乙烷、 乙二醇、枯烯、异丙醇、、烯丙基氯、环氧丙烷、丙烯酸、乙 丙橡胶和丙烯腈，以及乙烯、丙烯或丁烯的三聚体和二聚体。制备这 些衍生物的方法在本领域是众所周知的，因此本文不作讨论。