CN100363463C - 带有中央催化剂回路的多级提升管反应器 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种烃转化装置和方法。所述装置包括：多个提升管反应器，其各自具有注入催化剂的第一端，排出所述催化剂的第二端，和任选地在所述第一端和第二端之间延伸的中心轴。所述装置还包括具有多个入口的分离区，每个入口是不沿着所述提升管反应器的中心轴定位，所述分离区用于将催化剂与来自烃转化装置的反应产品分离。还设置了多个偏移元件，每个偏移元件位于各提升管反应器的第二端与所述分离区各入口之间并与它们以流体相通的形式连接。所述装置还包括用于容纳催化剂的催化剂保留区，催化剂被进料到提升管反应器。催化剂回路是位于所述分离区和催化剂保留区之间并与它们以流体相通的形式连接。

Description

带有中央催化剂回路的多级提升管反应器

本发明的技术领域

本发明涉及一种用于烃转化过程的反应器，尤其是用于含氧化合物至烯烃的转化反应中。

本发明的背景技术

当在工业反应器中将含有烃的进料转化成产品时，所期望的是，使所想要得到的产品的产量达到最大值，并能控制副产品的产量，典型地是使其达到最小值。一种类型的用于进行烃转化反应的反应器是流化床反应器，其中固体催化剂颗粒在与进料和其它蒸汽原料的接触过程中，是以流化态的形式悬浮的。这些类型的反应器通常具有圆筒形反应器几何形态。一种用于在流化床反应器中降低副产品产量的方法包括：按流体动力学的流态操作，以使空塔气体速度达到足够高的速度，以使反应器中催化剂的净流动实现与进料和其它蒸汽的流动方向相同，即，所述进料和其它蒸汽基本上是载带着所述催化剂颗粒随着它们流动。这些流态对本领域技术人员来说是已知的，如快速流化床和提升管流态，更普通的如输送流态，并且这些流态优选用在需要更多的活塞流反应器类型的反应系统中。

一般地，对于一个给定的反应器横截面积(其在圆筒形反应器几何形态中是与直径成正比的，并且更一般地是与特征宽度成正比的)来说，流化床反应器中催化剂的浓度是随着空塔气体速度的增加而下降。较高的空塔气体速度通常需要较高的反应器高度，以满足给定量的进料与所需量的催化剂进行接触。这种较高的空塔气体速度需要较高的反应器纵横比(反应器高度与其直径或特征宽度的比)。另外，在许多情况下需要制造带有更大横截面积的流态化反应器，以实现单个反应器设备中非常大的进料量。但是，增大流化床的直径，尤其在输送流态中，还需要增加反应器的高度。之所以需要这样增加高度是因为某些最低的反应器高度，就最小的纵横比而言，需要达到完全展开流的模式，这近似于活塞流反应器的特点。在出口端，特别地，在输送流态的流化床反应器的入口，不稳状态动量作用控制着流体动力学特性(例如，进料蒸汽为载带并加速所述固体催化剂以克服重力所需要的能量)其方式不利于达到近似于活塞流的特性。直到这些动量作用通过沿反应器的高度进展而被减弱，才会呈现出性能良好的、近似于活塞流流体流/固体流的模式。最后，如果在输送流态中需要使用较低活性的催化剂，纵横比必须还要增加以实现所需更高的进料转化率。

不幸地是，高纵横比输送流化床反应器在构造和维修上是难于进行的并且非常昂贵。之所以昂贵是因为它们必须在顶部具有一个非常大的重型分离器，该分离器通常被填满了重型设备，以收集并处理所述流动的催化剂和反应器产品。随着反应器高度(纵横比)的增加，就需要更昂贵的支撑结构。在世界上天气恶劣的某些地区，尤其是定期地出现刮风天气的地区，就更需要支撑结构，而且某些纵横比是不经济的。因此，需要带有独立分离器的多个完备且独立的反应器系统。伴随这些多个完备且独立的反应器系统而来的是成本的成倍增加。

因此，本领域需要一种反应器，该反应器能够提供所需的纵横比而不再出现必需制造一个难操纵的高度和强制一个宽度以使所需要的完全展开流流态无法实现的状况，或者不再导致需要多个独立的反应器系统的这种状况。

发明内容

本发明提供一种目前本领域所需要的解决方案：通过提供一种较矮的烃转化装置，并且同时维持提升管反应器的高纵横比。所述烃转化装置包括：多个提升管反应器，每个提升管反应器与其各自的偏移元件以流体通道方式连接，所述偏移元件能够使来自提升管反应器顶部的产品、未反应进料和催化剂流偏向到分离区上的多个侧入口处。优选地，所述入口形成在分离区的上部。通过使来自提升管反应器顶部的物料流偏向并通过设置在分离区上部的入口，就可以有利地降低分离区的总高度，并因此降低整个烃转化装置的高度。

另外，通过将提升管反应器安装在与分离区的垂直延伸侧壁的邻接处，而不是将提升管反应器安装在分离区的下面，本发明具有在给定的烃转化装置中增加提升管反应器合理数量的另一优点。通过在给定的烃转化装置中增加提升管反应器的数量，单位时间内制备的产品量增加了。

在本发明的一个实施方式中，所述烃转化装置包括：多个提升管反应器，其各自具有注入催化剂的第一端，排出所述催化剂的第二端，和在所述第一端和第二端之间延伸的中心轴或形心线。具有多个入口的分离区，每个入口优选地是不沿着提升管反应器的中心轴定位，该分离区是用于使催化剂与来自烃转化装置的反应产品相分离。还安装了多个偏移元件，每个偏移元件为在各提升管反应器的第二端与分离区各入口之间与它们流体相通。所述装置还包括用于容纳催化剂的催化剂保留区，所述催化剂然后被进料到提升管反应器，还包括位于分离区和催化剂保留区之间与它们流体相通的催化剂回路。

本发明还涉及一种烃转化装置，所述装置包括多个提升管反应器，每个提升管反应器各自具有注入催化剂的第一端和将催化剂从该提升管反应器中排出的第二端。设置一个分离区，以使催化剂与烃转化装置中生成的反应产品相分离，所述分离区包括多个入口。所述装置还包括多个偏移元件，每个偏移元件被这样安装：使来自各提升管反应器第二端的物料流偏向到各入口。至少一个催化剂回路与所述分离区和各提升管反应器第一端流体相通，所述催化剂回路用于将来自分离区的催化剂输送到各提升管反应器第一端。

本发明还涉及一种烃转化方法，该方法包括：(a)使可流体化的催化剂与流化剂接触以使可流体化的催化剂流态化；(b)将所述催化剂和进料注入多个提升管反应器，所述多个提升管反应器是单个烃转化装置的一部分；(c)在能有效地将进料转化成产品的条件下使进料与催化剂在多个提升管反应器中进行接触；(d)引导产品和催化剂通过多个偏移元件，每个偏移元件被设置在能够使来自各提升管反应器出口的产品和催化剂的流动偏向分离区；(e)使催化剂与分离区中的产品分离，所述分离区与所述多个偏移元件以流体相通的方式连接；(f)使来自分离区的催化剂返回到多个提升管反应器；以及(g)重复步骤(a)至(f)。

在另一个实施方式中，本发明涉及一种烃转化装置，所述装置包括多个提升管反应器，每个提升管反应器具有用于接收催化剂的第一端和使所述催化剂和产品排出的第二端。设置多个偏移元件，每个偏移元件与相应的提升管反应器相联接。设置具有至少一侧的分离区，以将催化剂与产品分离，其中所述分离区包括多个入口，每个入口与相应的偏移元件相联接，其中各入口被设置在分离区的一侧上。所述装置还包括与多个桥臂(arm)偶联的催化剂回路，所述催化剂回路和桥臂位于分离区与多个提升管反应器第一端之间与它们流体相通。

附图说明

通过参考本发明的详细说明书与附图，本发明可被得到更好的理解，其中：

图1表示本发明烃转化装置的部分截面视图；

图2表示本发明烃转化装置的另一个实施方式的部分截面视图；

图3A-3C表示本发明烃转化装置的三个实施方式的部分截面顶视图；

图4表示本发明的一个实施方式的肘形偏移元件的剖面侧视图；

图5表示提升管反应器与旋风分离器固定偶联的剖面的部分截面侧视图；

图6表示偏移角小于90°的偏移元件的部分截面视图；和

图7表示本发明另一个实施方式的“J型弯头”催化剂回路系统的部分截面视图。

本发明的详细说明

本发明提供一种烃转化装置，该装置包括：多个提升管反应器，每个提升管反应器与相应的偏移元件以流体相通的方式连接。每个偏移元件使来自相应的提升管反应器顶部的产品、未反应进料和催化剂的流动偏向到分离区多个入口中的一个。优选地，所述入口形成于分离区上部的侧壁上。使来自提升管反应器顶部的物料流通过设置在分离区上部的入口来发生偏向，这就使分离区的总高度被有利地降低了，因此也有利地降低了烃转化装置的总高度。本发明具有的另一个优点是：能够减小分离器的尺寸，因为提升管反应器的顶部不需要延伸入分离器中。

图1表示根据本发明的一种实施方式的烃转化装置(HCA)的部分截面视图，总体上该装置被标记为110。所述HCA110包括壳体160，分离区124，多个提升管反应器114，进料分配器154，和催化剂回路130。继续参照图1，壳体160确定了分离区124，在分离区中将烃转化反应产品与为烃转化反应起催化作用的催化剂分离。壳体160和分离区124包括第一端162和第二端128。分离区124优选包括一个或多个分离设备126，所述分离设备被用于分离产品和催化剂。分离设备126可以是能够将转化反应产品与催化剂分离的旋风分离器，过滤器，滤网，撞击设备，板，锥形物或任何其它设备。如图1所示，分离设备126是旋风分离器。在另一个实施方式中(未示出)，分离设备被安装在分离区124的外面、在确定分离区124的壳体外面，或者是外面和内部结合的方式安装分离设备。

提升管反应器114延伸到与壳体160和分离区124的邻接处。每个提升管反应器114包括注入催化剂和进料以发生烃转化反应的第一端116。如果提升管反应器114是圆筒形的，如图1所示，中心轴158在第一端116和第二端118之间延伸。如果提升管反应器没有中心轴，例如，不是圆筒形、圆锥形的等等，则是垂直于提升管反应器横截平面的形心线在所述第一端和第二端之间延伸。优选地，分离区124是具有中心轴166的圆筒形，该中心轴166优选平行于提升管反应器114的中心轴158。每个提升管反应器114进一步包括使催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)通过并离开提升管反应器114的第二端118。每个提升管反应器114的第一端116端接在使催化剂被进料到提升管反应器114的入口164处。装置HCA110中使用的提升管反应器114的数量，可根据在该装置110中所要进行的烃转化过程而进行变化。所述装置110可以包含两个、三个、四个、五个、六个或超过六个的提升管反应器114。

提升管反应器114的几何形状的变化范围很广泛。在图1和图2的实施方式中，所述几何形状包括圆筒形构件。非必须地，提升管反应器的几何形状包括单个直立截头锥体。其它合适的几何形状包括但不局限于三角棱柱和平截头棱锥，长方形和正方形楔形物和平截头棱锥，五边形、六边形、七边形和八边形普通的和直立的角体及其截头体。另一些非限制性的实例包括各种多面体，诸如四面体、八面体、十二面体或二十面体，和圆锥球体和球心角体，以及以圆形、椭圆形或抛物线形存在的环面体和筒形体，以及它们的截头体(普通的和直立的)。能够限定提升管反应器和/或与其相联的分离区的所述几何形状的任意的各种情况，都在本发明所述装置的范围内。

根据本发明，至少一个提升管反应器114，优选是多个提升管反应器114被安装在壳体160的外面。如果壳体160基本上是圆筒形的，提升管反应器114被安装在超出由壳体160所限定的最大直径的地方。提升管反应器114优选是不直接安装在分离区124的下面。在一种实施方式中，提升管反应器114被安装成与分离区124邻接。在这个实施方式中，每个提升管反应器114的第二端118在高于分离区124第二端128的位置进入分离区124。

每个提升管反应器114的第二端118优选是与偏移元件120以流体相通的方式相连。所述偏移元件120优选是弯管、肘管或其它适于接收从第二端118离开提升管反应器114的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)的管道设备。所述偏移元件120使来自提升管反应器114第二端的催化剂、产品和未反应进料的流动偏向壳体160侧壁上的入口122。优选地，所述入口122不沿着提升管反应器114的中心轴(或没有中心轴的提升管反应器的形心线)158设置。优选地，所述偏移元件具有的偏移角度为大于0°。优选地，至少一个偏移元件具有的偏移角度：至少为10°，至少为20°，至少为30°或至少为45°，更优选地至少为60°，至少为80°或至少为90°。所述偏移角度在这里被定义为催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)的流动被偏移元件120从提升管反应器114第二端118偏向入口122的角度。在图1中，偏移角度由偏移角θ来表示，这是由提升管反应器的中心轴(或没有中心轴的提升管反应器的相应的形心线)158和流入路径(由箭头170表示)来确定的。在图1中，偏移角度θ近似为90°。

图6表示另一个实施方式，其中所述偏移元件组件，总体上由箭头600表示，具有的偏移角度小于90°。如图6所示，提升管反应器602具有中心轴(或没有中心轴的提升管反应器的形心线)612与偏移元件604以流体相通的方式相连，所述偏移元件604使催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)的流动偏向由壳体610所确定的入口608。壳体610还限定了如上所述的分离区614。但是，与前面所述的实施方式不同的是，偏移角度是小于90°。在图6中，所述偏移角度λ是由提升管反应器602的中心轴(或没有中心轴的提升管反应器的相应的形心线)612与流入路径(由箭头606表示)来确定的。在图6中，偏移角度λ近似为45°。利用其所确定的偏移角度小于90°的偏移元件可有利地减少冲蚀。对取值范围而言，在一个实施方式中，所述偏移角度是从约10°至约90°，更优选的是从约30°至约90°，以及最优选的是从约45°至约90°。在其它实施方式中，所述偏移角度是大于90°，大于100°或者大于120°。

本发明的一种实施方式中，未示出，包括第二组多个提升管反应器，该组提升管反应器被设置在分离区的下面。该第二组多个提升管反应器中的每一个都包括第一端和第二端以及在该第一端和第二端之间延伸的第二中心轴。分离区包括多个第二入口，每个第二入口沿着各自的第二中心轴设置。第二组多个提升管反应器中的每一个非必须地延伸入分离区中。在这个实施方式中，用于给定的分离区的提升管反应器的数量可以大幅度增加。因此，在单个烃转化装置中生成的产品量还可以显著地增加。

再返回来看图1，提升管反应器114的尺寸取决于所需要的烃转化过程的参数诸如空塔气体速度、固体流体动力学、压力和生产能力。在本发明中，每个提升管反应器114期望具有10米至70米的高度，和1米至3米的宽度(或直径)。所有提升管反应器114都具有从它们第一端116至第二端118的同样高度。所期望的是，从一个提升管反应器114到另一个提升管反应器114的提升管反应器114的高度差异不超过20％。更期望的是，所述高度差异不超过10％，最期望的是，所述高度差异不超过1％。

在本发明的一个实施方式中，每个提升管反应器114沿着其整个高度都具有同样的横截面积。所期望的是，每个提升管反应器都具有不大于12m²的横截面积。更期望的是，每个提升管反应器都具有不大于7m²的横截面积。最期望的是，每个提升管反应器都具有不大于3.5m²的横截面积。所期望的是，提升管反应器的横截面积从一个提升管反应器到另一个提升管反应器的差异不超过20％。更期望的是，提升管反应器的横截面积的差异不超过10％，并且最期望的是，提升管反应器的横截面积的差异不超过1％。如果一个或多个提升管反应器在沿着提升管反应器的高度上的不同点处既具有最大横截面积，又具有最小横截面积，那么所期望的是该提升管反应器的最大横截面积从一个提升管反应器到另一个提升管反应器的差异不超过20％，以及该提升管反应器的最小横截面积从一个提升管反应器到另一个提升管反应器的差异不超过20％。更期望的是，从一个提升管反应器的最大横截面积到另一个提升管反应器的最大横截面积的差异不超过10％，以及从一个提升管反应器的最小横截面积到另一个提升管反应器的最小横截面积的差异不超过10％。最期望的是，从一个提升管反应器的最大横截面积到另一个提升管反应器的最大横截面积的差异不超过1％，以及从一个提升管反应器的最小横截面积到另一个提升管反应器的最小横截面积的差异不超过1％。优选地，每个提升管反应器具有的宽度(或直径)为1-3米。

所期望的是，每个提升管反应器沿着其整个高度上的横截面积的差异不超过50％。更期望的是，每个提升管反应器沿着其整个高度上的横截面积的差异不超过30％。最期望的是，每个提升管反应器沿着其整个高度上的横截面积的差异不超过10％。

在一种实施方式中，为提供进料到提升管反应器114中，将至少一个进料分配器154安装在提升管反应器114第一端116附近。所述进料分配器154接收来自供料管线150的进料流，并将所述进料导入一个或多个提升管反应器114。在另一个实施方式中，未示出，一个以上的进料分配器154被安装在与提升管反应器114第一端116的邻接处，从而以各种状态提供进料，例如，一个进料分配器可以提供蒸汽形式的进料，而另一个进料分配器可以提供液体形式的进料。每个进料分配器154都包括能使多个颈(neck)152延伸出来的主体部分。每个提升管反应器114都具有至少一个结合颈152。每个颈152端接于端头112处。每个颈152的每个端头112被安装在与每个提升管反应器114第一端116的邻接处。所期望的是，每个端头112向上伸入到每个提升管反应器114中。更期望的是，每个端头112被安装在或高于每个提升管反应器114第一端116的入口164处。进料分配器154可以包括非必需的流量控制设备，未示出，其被设置在进料分配器154上以控制进入到每个颈152中的进料量，或者可以将流量控制设备安装在每个颈152上。所述流量控制设备也可以用于测量和控制流量。另外，可以在每个端头112上安装一个喷嘴(未示出)，以进一步控制进入到每个提升管反应器114中的进料分配。另外，可以为每个端头112配上滤网、活塞或其它器件(未示出)，以防止催化剂回流到进料分配器154的任一颈152中。

至少一个催化剂回路130提供壳体160的分离区124与提升管反应器114之间的流体通道。所述装置110可以包括一个、两个、三个、四个、五个、六个或多个催化剂回路130，尽管只有一个催化剂回路130在图1和图2中被示出。如果需要多个催化剂回路，每个催化剂回路优选是适于将来自分离区的催化剂直接输送到各个提升管反应器。典型地，尽管是非必要地，采用单个的催化剂回路130，该回路位于各提升管反应器114之间的中央位置。在这个实施方式中，该单个催化剂回路与多个桥臂136以流体相通的方式相连。如图1所示，单个催化剂回路130被设置在提升管反应器114的中央位置。该催化剂回路130具有第一端140和第二端142。该催化剂回路130的第一端140开口入壳体160的第二端128处，该催化剂回路130的第二端142开口到可将催化剂输送到提升管反应器114第一端116的各桥臂136处。

桥臂136从催化剂回路130延伸到各提升管反应器114，并提供所述催化剂回路130与提升管反应器114之间的流体通道。各桥臂包括与催化剂保留区134和催化剂回路130邻接的第一端168，和与提升管反应器114邻接的第二端148。催化剂通过各桥臂136从第一端168流到第二端148。桥臂136的数量优选是与提升管反应器114的数量相对应，每个提升管反应器具有至少一个相应的桥臂136。非必须地，催化剂通过催化剂回路130的流量可通过使用流量控制设备144来控制，所述流量控制设备144被安装在催化剂回路130和/或各桥臂136上。该流量控制设备可以是目前本领域用于控制催化剂流过催化剂输送管线的任何类型流量控制设备。如果使用的话，所希望的是流量控制设备144是球阀、旋塞阀或滑阀。

在图1中所示的实施方式中，催化剂回路130的第二端142与桥臂136限定了催化剂保留区134。桥臂136开口到催化剂保留区134。该催化剂保留区134用于保留催化剂，所述催化剂被用于催化在所述装置110中进行的烃转化反应。本领域技术人员可以理解的是，催化剂保留区134和催化剂回路130之间的界限是不固定的，并取决于，至少是部分取决于催化剂保留区134和桥臂136中所容纳的催化剂的水平面。

将至少一种流化剂分配器132安装在催化剂保留区134下面。该流化剂分配器132包括可使流化剂进料到其中以使可流体化的催化剂在催化剂保留区134和催化剂回路130中流化的管路。另一个流化剂分配器132，如图1所示，还可以被安装在催化剂回路130和/或一个或多个桥臂136上，以使其中容纳的催化剂进一步流化。非必须地，催化剂保留区134包括分散器(未示出)，该分散器被安装在催化剂保留区中，并用于使催化剂保留区中的流化剂分散到便于在其中将催化剂流化的程度。例如，该分散器可以是选自格栅、滤网和多孔板中的设备。优选地，使至少一个分散器在一个平面上延伸，该平面与分离区124的中心轴(或没有中心轴的分离区的形心线)166垂直，并安装在一个或多个流化剂分配器132的上方。

图7表示根据本发明另一个实施方式的“J型弯头”催化剂回路系统，总体上用数字700表示。如图7所示，催化剂回路712与非必需的催化剂保留区710以流体相通的方式相连，该保留区710与图1中所示的催化剂保留区134相似。催化剂回路712还与多个竖管或桥臂708以流体相通的方式相连，每个竖管或桥臂用于输送催化剂，优选以流态化的方式，将催化剂从催化剂回路712和/或催化剂保留区710输送到相应的提升管反应器706第一端。更特别地，各桥臂708适于将催化剂输送到U型元件714，该元件714可以使来自各桥臂708第二端的催化剂的流动偏向到相应的提升管反应器706第一端。非必须地，各桥臂708包括如上所述的流量控制设备(未示出，可参照图1)。优选地，一个或多个流化剂分配器702被安装在与一个或多个催化剂保留区710、桥臂708和U型元件714的邻接处，以提供流化剂，从而使催化剂保持在流化态。在这个实施方式中，优选通过侧进料引入喷嘴704将含氧化合物进料引入到提升管反应器706的侧面。在这个方式中，来自桥臂的催化剂向提升管反应器的流动不受限于如图1和图2所示的一个或多个颈152的存在。

回过头来看图1，烃转化装置110还可以包括出口和出口管线146，该管线可以使催化剂离开装置110例如用于再生。出口管线146如图所示被安装在壳体160的第二端128上，但也可以被安装在装置110的任何位置。因此，本发明的烃转化装置110非必须地包括相联的催化剂再生装置(未示出)。该催化剂再生装置与烃转化装置110以流体相通的方式相连。该催化剂再生装置包括：催化剂再生器，该再生器与烃转化装置110以流体相通的方式相连；非必需的催化剂去除器(catalyst stripper)(未示出)，该去除器与催化剂再生器以流体相通的方式相连，并与烃转化装置110以流体相通的方式相连。第一管线，用出口管线146的一部分表示，提供催化剂去除器和壳体162出口之间的流体通道。第二管线(未示出)，提供催化剂去除器和催化剂再生器之间的流体通道。第三管线，用入口管线156的一部分表示，提供催化剂再生器与壳体160入口之间的流体通道。流量控制设备(未示出)，非必须地设置在第一管线上，以控制壳体160和催化剂去除器之间催化剂的流量。另外地或者择一地，流量控制设备(未示出)被设置在第二管线上，以控制催化剂去除器和催化剂再生器之间催化剂的流量。另外地或者择一地，流量控制设备(未示出)被设置在第三管线上，以控制催化剂再生器和壳体160之间催化剂的流量。所述流量控制设备可以是目前本领域用于控制催化剂流过催化剂输送管线的任何类型流量控制设备。有用的流量控制设备包括球阀、旋塞阀和滑阀。催化剂去除器非必须地是与催化剂再生器相分离的，或者二者被构造成一个整体。第三管线可以将催化剂返回到所述HCA110的任何位置。例如，在各种实施方式中，催化剂被返回到分离区124中，如图1所示，被返回到催化剂回路130、催化剂保留区134、桥臂136、直接到提升管反应器114中或它们任意组合的位置。

如图1所示的装置110以下述方式进行操作。

向装置110中装入适量的、适于进行所需要的烃转化反应的催化剂。所述催化剂应当是可流体化的。至少一部分催化剂被保留在催化剂回路130和催化剂保留区134中。催化剂在催化剂回路130和催化剂保留区134中借助于流化剂被流态化，所述流化剂通过流化剂分配器132的管路被提供给烃转化装置110。有用的流化剂包括但不局限于惰性气体、氮气、蒸汽、二氧化碳、烃和空气。对流化剂的选择取决于在HCA110中进行转化反应的类型。所希望的是流化剂对HCA110中进行的反应是不参与反应的，例如是呈惰性的。换句话说，所希望的是流化剂在HCA110中进行的烃转化过程中，除了使可流体化的催化剂进行流化以外，不起其它作用。

一旦催化剂已经达到合适的流化态，就可以通过进料分配器154将进料注入HCA110。进料进入进料分配器154的主体部分，通过进料分配器154的颈152，并从进料分配器154的端头112离开。进料通过各提升管反应器114的第一端116被分配到各个提升管反应器114中。所希望的是，提供给各提升管反应器114的进料物流大体上相等。所谓“大体上相等”是指通过进料分配器154提供给各提升管反应器114的进料量，从一个提升管反应器到另一个提升管反应器之间进料中各组分进料量的差异，以体积流量计不超过25％，以质量百分比计不超过25％。更希望的是，通过进料分配器154提供给各提升管反应器114的进料量，从一个提升管反应器到另一个提升管反应器之间进料中各组分进料量的差异，以体积流量计不超过10％，以质量百分比计不超过10％。最希望的是，通过进料分配器154提供给各提升管反应器114的进料量，从一个提升管反应器到另一个提升管反应器之间进料中各组分进料量的差异，以体积流量计不超过1％，以质量百分比计不超过1％。

由进入提升管反应器114第一端116的进料速度所引起的压差，和催化剂回路130与催化剂保留区134中可流体化催化剂高度所产生的压力，促使催化剂被吸入提升管反应器114第一端116。根据公知原理，催化剂被输送并通过提升管反应器114，该原理中，一种流体(这里为进料)的动能被用于推动另一种流体，这里被推动的流体就是流态化催化剂。催化剂和进料从提升管反应器114的第一端116被输送到第二端118。在催化剂和进料从提升管反应器114中通过的同时，就会发生烃转化反应，并生成转化产品。催化剂流入提升管反应器114中的流量由流量控制设备144控制。

通过将这些特征设计到烃转化装置110中，每个单独的提升管反应器114基本上都是以相同的方式进行操作。根据本发明，所期望的是维持反应物进料速度和催化剂进料速度是以相同的速度进入到各提升管反应器114中。借助这种方式，进料的转化率和对所需要生成产品的选择性将会大体上相同，并能以最佳操作条件运行。

转化成的产品、未反应进料(如果有的话)和催化剂通过第二端118离开提升管反应器114，并进入偏移元件120。该偏移元件优选是弯管、肘管或其它适于接收通过第二端118离开提升管反应器114的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)的管路设备。偏移元件120使来自提升管反应器114第二端的催化剂、产品和未反应进料的流动偏向分离区124侧壁上的入口122。转化成的产品、未反应进料(如果有的话)和催化剂然后进入壳体160的分离区124。在分离区124中，将转化成的产品和未反应进料(如果有的话)，通过分离设备126与催化剂分离，所述分离设备126诸如旋风分离器、过滤器、滤网、撞击设备、板、锥形物、其它能够将催化剂与转化反应产品分离的设备，和它们的结合。所期望的是，如图1所示，转化成的产品和未反应进料(如果有的话)，通过多个旋风分离器来分离。一旦催化剂与转化成的产品和未反应进料(如果有的话)分离，就将转化成的产品和未反应进料(如果有的话)经由产品出口管线138从壳体160排出，以进一步处理诸如分离和净化。

来自分离设备126的一个或多个产品出口管176是与压力通风室壳体172畅通连接(openly jointed)。压力通风室容积174是由压力通风室壳体172与限定了分离区124顶部的壳体160相连接所构成的内部空间。压力通风室壳体172和压力通风室容积174被用于收集经一个或多个产品出口管176离开分离设备126的反应产品和可能存在的未反应进料，并引导该物料进入产品出口管线138。产品出口管线138是与在压力通风室容积174附近的分离区124畅通连接，并且用于输送反应产品和可能存在的未反应进料离开所述装置。这种压力通风室的设计，在一些使用多个分离设备的实施方式中，例如在图1和图2中所公开的实施方式中，是特别有用的。如图所示，来自分离设备126的产品出口管176与压力通风室壳体172是畅通连接，单个次级产品出口管线138用于运送产品离开烃转化装置。

将与产品和未反应进料分离后的催化剂从壳体160运送到催化剂回路130和催化剂保留区134。催化剂通过催化剂回路130的第一端140离开壳体160，并且经由催化剂回路130被运送到催化剂回路130的第二端142，由此催化剂被运送到非必需的催化剂保留区134。如果需要的话，催化剂通过催化剂回路130的流量，可以由流量控制设备144来控制。如果使用流量控制设备144，就可以将可流体化的催化剂的高度，保持在高于催化剂回路130中各流量控制设备144的位置，以使流量控制设备144发挥正常功能。

如上所述，如果是必要的或是需要的话，至少一部分催化剂被循环到催化剂再生装置中。将待要再生的催化剂通过出口和出口管线146从壳体160排出，如果需要的话，可将其输送到催化剂去除器中。非必须地，烃转化装置110与催化剂去除器之间催化剂的流量，可由流量控制设备(未示出)来控制。在催化剂去除器中，催化剂与绝大部分容易除去的有机物去除。单个烃转化过程的去除过程和条件，是在本领域技术人员的技术范围之内。将被去除后的催化剂通过第二管线(未示出)从催化剂去除器输送到催化剂再生器。通过第二管线的催化剂流量非必须地由一个或多个流量控制设备来控制。在催化剂再生器中，可将烃转化反应过程中在催化剂上形成的碳质沉积物至少部分地从催化剂上除去。随后将再生了的催化剂经由第三管线输送到烃转化装置110的壳体160中。通过第三管线的催化剂流量非必须地由一个或多个流量控制设备来控制。输运气体典型地被供给第三管线，以便将来自催化剂再生器的催化剂输送到烃转化装置110。经由入口156催化剂被返回到壳体160中。

图2表示与图1所示相似的烃转化装置，该装置具有静止区204，以便排出催化剂。在这个实施方式中，催化剂回路130包括外延壁202，该外延壁向上延伸到壳体160的第二端128内，和漏斗部分208。外延壁202和漏斗部分208限定了静止澄清区204，部分催化剂在经由出口146排出壳体160之前，被保留在该静止澄清区204内。催化剂在静止澄清区204中积累，直到外延壁202的边界处，过剩的催化剂将从静止澄清区204中溢出到催化剂回路130中。

图2还表示本发明的一种实施方式，其中桥臂136的第一端168作为催化剂保留区。在这个实施方式中，多个桥臂136非必须地与顶点206相接，而不是与如图1所示的独立的、截然不同的催化剂保留区134相接。在图2所示的实施方式中，流到提升管反应器114中的催化剂流量是由如上所述流量控制设备144来控制。顶点流化剂分配器210非必须地被安装在顶点206的邻接处，以便于催化剂流入桥臂136，如图2所示。可以理解的是，图2中所示的HCA是在与上述图1所示的HCA相似的方式下进行操作。

根据本发明的提升管反应器和分离区的可行构造的典型实施方式如顶视图3A-3C所示。尽管图3A-3C分别表示具有四个提升管反应器114的HCA110，可以理解的是这些构造可以被修改成具有2、3、4、5、6个或超过6个的类似地安装在分离区124周围的提升管反应器。

图3A表示提升管反应器114用于图1所示HCA110的可行构造。如图3A所示，提升管反应器114被安装在由壳体160所限定的分离区124的外部并与其邻接。每个提升管反应器114与偏移元件120耦连接，以适于使来自提升管反应器114顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)流偏向到限定了分离区124的壳体160侧壁上的入口122处。每个偏移元件120使来自提升管反应器114顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)流偏向到分离区124，优选偏向到分离区124的中心轴(或形心线)166处，如图1所示。非必须地，各偏移元件是处于单一个平面周围的弓形弯曲的管形构件，该平面优选穿过分离区124的中心轴(或形心线)166和提升管反应器114的中心轴(或形心线)158，如图1所示。来自提升管反应器114顶部的物料流由箭头300来表示，该物料流优选与入口122中心附近的限定了分离区124的壳体160圆筒形外表面上假想的切线垂直。如果壳体和分离区不安装成圆筒形，则物料流优选基本上与入口122附近的壳体160的表面相垂直。在这个实施方式中，来自提升管反应器的催化剂、产品和任何未反应进料在分离区124中可能会与对面的物料流相互碰撞，或者更可能的是所述物料与分离设备126碰撞，如图1所示，由此有助于混合这些组分，并为烃转化反应提供更多的反应时间，使反应可在分离区124内继续进行。

图3B表示本发明的另一个实施方式，其中烃转化反应产品与催化剂的分离，借助在分离区中构成旋风而变得容易进行。在这个实施方式中，旋风是通过以相对较高的空塔气体速度从提升管反应器经弓形偏移元件进入分离区的物料流形成的。如图3B所示，提升管反应器310被安装在由壳体160限定的分离区124的外部并与其邻接。每个提升管反应器310与弓形偏移元件306联接，所述偏移元件适于将来自提升管反应器310顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)偏向到分离区124。非必须地，各偏移元件306是处在多个平面周围的弓形弯曲的管形构件。来自提升管反应器310顶部的物料流由箭头302表示，所述物料流优选与限定了分离区124的壳体160圆筒外表面的入口314处假想的切线形成一个斜角，例如不是直角。因此，各入口314与其相应的提升管反应器310发生了偏移。各弓形偏移元件306借助入口314使来自提升管反应器310顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)的流动偏向分离区124的周边区域，如箭头302所示，“周边区域”是指分离区124中除了由中心轴166限定的区域或其中心区以外的区域，如图1所示。优选地，各弓形偏移元件306将来自相应的提升管反应器310的物料流引入到情况相似的相应的分离区周边区域。通过将催化剂、产品和未反应进料引入到情况相似的相应的反应器周边区域，在分离区124的内部就形成了旋风。旋风的形成便于以与常规的旋风分离装置相似的方式来分离催化剂，所述常规的旋风分离装置如图1和图2中所示的分离设备126。通过在分离区中形成旋风，分离区124中分离设备126的数量可以有利地被减少，同时还可维持与常规HCA装置相似或更好的催化剂分离效果。

图3C表示本发明的另一个实施方式，其中烃转化反应产品与催化剂的分离如图3B所示，是通过在分离装置中形成旋风来促进的。旋风是由来自提升管反应器的、以相对较高的空塔气体速度经偏移元件308进入分离区124的物料流形成的。如图3C所示，提升管反应器312被安装在由壳体160限定的分离区124的外部并与其邻接。另外，提升管反应器312偏置于相对于图3A和3B中所示的实施方案的反应器的一侧。每个提升管反应器312与偏移元件308联接，所述偏移元件308适于将来自提升管反应器312顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)偏向到分离区124。非必须地，每个偏移元件308是管形构件，它们在单一个平面的周围弯曲，所述平面优选平行于通过分离区124的轴的另一平面。来自提升管反应器312顶部的物料流由箭头304表示，该物料流优选与限定了分离区124的壳体160的圆筒外表面入口316处假想的切线成斜角，例如不是直角。每个偏移元件308将来自提升管反应器312顶部的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)偏向到分离区124的周边区域，所述物料流由箭头304所示。优选地，每个偏移元件将来自其相应的提升管反应器312的流体引入到情况相似的分离区124的相应的周边区域。通过将催化剂、产品和未反应进料引入到情况相似的该反应器相应的周边区域，则在分离区124内部就形成了旋风。

尽管图1-3表示具有由管形构件形成的偏移元件的HCA，但是，一个或多个偏移元件还可以被构造成如图4所示的肘形。在这个实施方式中，每个提升管反应器402与肘形偏移元件以流体相通的方式相连，该偏移元件总体上用400表示，该偏移元件包括接触板408，催化剂接触区412和输送元件404。在催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)上升进入到提升管反应器402以后，它们再进入到催化剂接触区412中。一些催化剂以相对较高的空塔气体速度与接触板408的内表面410发生碰撞。理想地，空塔气体速度应足够高，以使一定量的催化剂暂时保留在催化剂接触区412中。随着更多的催化剂向上流向提升管反应器402，该上升的催化剂与保留在催化剂接触区412中的催化剂相接触，并且在此发生偏向进入输送元件404中。输送元件404适于接收来自催化剂接触区412的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)，并将所述催化剂、产品和未反应进料引导向形成于壳体160上的入口414。所述输送元件404非必须地是由管道或管形元件构成，或任何其它适于将来自催化剂接触区412的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)输送到入口414的形状。通过与保留在催化剂接触区412中的催化剂颗粒相接触，而不是与偏移元件的壁相接触，偏移元件400的冲蚀将会有利地减少。由提升管反应器402中心轴与输送元件404的轴线所形成的角度，优选约为90°，尽管其它角度也是可以的。

如图1和图2所示，偏移元件120将来自提升管反应器114的催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)引导向限定了分离区124的壳体160侧壁上的入口122。也就是说，催化剂、产品和未反应进料被直接引入到分离区124中。所述催化剂、产品和未反应进料的第一部分进入一个或多个分离设备126的入口，催化剂和产品在分离设备126中被分离，例如通过离心分离。所述催化剂的第二部分下降到催化剂回路130，而不经分离设备126处理。

图5表示本发明的另一个实施方式，总体上由数字500来表示，其中来自偏移元件的所有物料被直接送入一个或多个分离设备506，由此确保催化剂与烃转化反应产品充分地分离。也就是说，一个或多个提升管反应器504与在或不在分离区124中的分离设备508密闭联接。如图5所示，提升管反应器504与偏移元件502以流体相通的方式相连，所述偏移元件502引导催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)通过限定了分离区124的壳体160。但是，与前面所述的实施方式不同的是，所述偏移元件502非必须地延伸入分离区124中，并将催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)引向分离设备506上的入口508。尽管图5表示偏移元件502是与两个串联的旋风分离器以流体相通的方式相连，但是上述任何类型的催化剂分离器都可以在这个实施方式中实施。在分离设备506中，可有效地将催化剂与烃转化反应产品分离。非必须地，每个相应的提升管反应器和偏移元件的组合装配有其相应的分离设备。换句话说，来自多个联合提升管反应器的多个偏移元件，能够将催化剂、产品和未反应进料(如果有的话)引入到单个分离设备中。非必须地，由于该实施方式的提升管反应器与一个或多个分离设备是密闭联接的，因此分离设备可以在分离区124的外部。如果分离设备在分离区的外部，那么有利地是分离区可以减小尺寸。另外，如果所述旋风分离器是位于分离区外部的话，那么在本发明中可以采用更多的旋风分离器，而无需增加分离区的尺寸。

虽然在各图中都示出了具有圆形截面的提升管反应器和催化剂回路，但是提升管反应器和催化剂回路可以具有任何截面，只要所述截面能使烃转化装置便于操作即可。提升管反应器和催化剂回路的其它有用的截面包括：椭圆形截面和多边形截面以及是椭圆形和多边形的一部分的截面。所期望的是提升管反应器和催化剂回路的截面包括：圆形和具有等边长的规则多边形。所谓“规则”是指这样的截面形状：在该形状的边界内部，通过各顶点的线段所构成的角不大于180°。最需要的截面是圆形和具有等边的三角形、正方形和六边形。确定任何截面形状的截面面积的方法取决于本领域技术人员已知的长期以来建立的几何原理。同样地，所期望的分离区的截面包括：圆形和等边的规则多边形。最期望的截面是圆形和等边的三角形、正方形和六边形。

虽然各提升管反应器相对于分离区的位置在附图中显示的是等距且对称的，但是其它结构也在本发明的范围之内。例如，各提升管反应器可以被安装在半个球面布局的分离区一侧。另一个实施例是，当分离区具有圆形或近似于圆形的截面时，提升管反应器可以沿着分离区直径线进行安装。本领域技术人员可以理解的是，提升管相对于分离区的配置的各种情况都可以被用于本发明。

本发明的烃转化装置是用于进行绝大多数的任一采用流态化催化剂的烃转化反应过程。典型的反应包括，例如，烯烃相互转化反应、含氧化合物至烯烃转化反应、含氧化合物至汽油转化反应、马来酐制备(formulation)、汽相甲醇的合成、邻苯二甲酸酐的制备、费-托反应和丙烯腈的制备。

本发明的烃转化装置特别适用于进行含氧化合物至烯烃转化反应。在含氧化合物至烯烃转化反应中，在足以将含氧化合物转化成烯烃的条件下，通过使含氧化合物进料与催化剂接触，使含氧化合物转化成烯烃。

在将含氧化合物转化成轻烯烃的过程中，采用含有含氧化合物的进料。在这里所使用的术语“含氧化合物”被定义为包括但不必需局限于含氧烃，诸如脂肪醇、醚、羰基化合物(醛、酮、羧酸、碳酸酯等)或其混合物。所期望的是脂肪族部分应当含有约1-10个碳原子，更期望的是含有约1-4个碳原子。典型的含氧化合物包括但不必需局限于较低分子量的直链或支链脂肪醇，以及它们的不饱和的对应物。合适的含氧化合物的实例包括但不必需局限于：甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4-C10醇、甲基乙基醚、二甲醚、二乙醚、二异丙醚、甲酸甲酯、甲醛、二甲基碳酸酯、甲基乙基碳酸酯、丙酮及其混合物。所期望的是，用于烃转化反应的含氧化合物是选自由甲醇、二甲醚及其混合物所组成的组。更期望的是含氧化合物是甲醇。注入到提升管反应器中的全部进料中可以含有附加组分诸如稀释剂。

可以将一种或多种稀释剂与含氧化合物一起进料到提升管反应器中，以使全部进料混合物中所含的稀释剂占约1mol％-约99mol％。可被用于该过程的稀释剂包括，但不必需地局限于：氦、氩、氮、一氧化碳、二氧化碳、氢、水、石蜡、其它烃类(诸如甲烷)、芳烃化合物及其混合物。所需要的稀释剂包括，但不必需地局限于水和氮。

部分进料可以以液体的形式进料。当部分进料是以液体形式供给时，该进料的液体部分可以是含氧化合物、稀释剂或其混合物。进料的液体部分可以被直接注入到各提升管反应器，或者通过被进料中的蒸汽部分或合适的载体气体/稀释剂夹带或者以其它方式载带进入提升管反应器。通过提供部分液相进料(含氧化合物和/或稀释剂)，可以控制提升管反应器的温度。含氧化合物的转化反应放出的热，部分地由于液相部分进料汽化过程的吸热而吸收。控制进入反应器中的液体进料与蒸汽进料的比例是一种用于控制反应器尤其是提升管反应器中的温度的可行方法。

以液体形式提供的进料量，无论是单独进料或者是与蒸汽进料一起进料，都是占含氧化合物和稀释剂进料总量的约0.1wt％-约85wt％。更期望的是，这个范围是占含氧化合物和稀释剂进料总量的约1wt％-约75wt％。最期望的是，这个范围是约5wt％-约65wt％。进料中液体和蒸汽部分可以具有相同的组成，或者具有相同或不同的含氧化合物，相同或不同的稀释剂，也可以具有不同的比例。一种特别有效的液体稀释剂是水，这是因为它具有相对较高的汽化热，这对反应器的温度变化有着很大的影响，可使所述温度变化保持在相对较小的值。其它有用的稀释剂如上所述。对待要进料到反应器中的任何合适的含氧化合物和/或稀释剂的温度和压力进行恰当地选择，可以确保当其进入反应器和/或是去与进料和/或稀释剂中的催化剂或蒸汽部分进行接触时，其中的至少一部分是处于液相。

非必须地，进料中的液体部分可以被分成几份并引入到提升管反应器中沿提升管反应器长度上的多个位置处。这种做法可以用于处理含氧化合物进料、稀释剂或它们的混合物。典型地，这种做法可用于处理进料中的稀释剂部分。另一个选择是提供喷嘴，喷嘴可以将进料中的全部液体以这样的方式引入到提升管反应器中：即喷嘴能形成合适的粒径分布的液滴，这种液滴可在被气体和固体夹带而引入到提升管反应器时，逐渐地沿着提升管反应器的长度而发生汽化。这些配置中的任何一个或其组合都可以被用于更好地控制提升管反应器中的温度变化。在反应器中设置多个液体进料点或设计液体进料喷嘴以控制液滴的粒径分布的这些方式，对本领域技术人员来说是已知的，在此就不讨论了。

适用于催化含氧化合物至烯烃的转化反应的催化剂包括：分子筛及分子筛的混合物。分子筛可以是沸石或非沸石。有用的催化剂还可以从沸石和非沸石分子筛的混合物来制备。所期望的是，所述催化剂包括非沸石分子筛。用于含氧化合物至烯烃转化反应的所需要的分子筛包括“小孔”和“中孔”分子筛。“小孔”分子筛被定义成具有直径小于约5.0埃的孔的分子筛。“中孔”分子筛被定义成具有约5.0-约10.0埃直径的分子筛。

有用的沸石分子筛包括但不局限于，丝光沸石、菱沸石、毛沸石、ZSM-5、ZSM-34、ZSM-48及其混合物。制备这些分子筛的方法对本领域技术人员是已知的，因此在这里不再讨论。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及其替代的形式。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及其替代的形式。

硅铝磷酸盐分子筛(SAPO)是一组用于含氧化合物至烯烃转化反应的非沸石分子筛。SAPO包括[SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体单元的三维微孔结晶架构。将Si掺杂到该结构中的方式是由29Si MAS NMR确定的。参见Blackwell和Patton的J.Phys.Chem.，92，3965(1988)。所需要的SAPO分子筛将会显示出29Si MAS NMR中的一种或多种波峰，化学位移(Si)]为-88至-96ppm，并且在化学位移(Si)]为-88至-115ppm的整个波峰中至少20％的波峰区域范围内具有混合的波峰区域，其中所述的(Si)]化学位移参照外来的四甲基硅烷(TMS)。

所希望的是用于这种方法中的硅铝磷酸盐分子筛具有相对低的Si/Al2比。一般地，较低的Si/Al2比、较低的C1-C4可以满足选择性，尤其是对丙烷的选择性。小于0.65的Si/Al2比是所希望的，优选不大于0.40的Si/Al2比，特别优选的是不大于0.32的Si/Al2比。

硅铝磷酸盐分子筛通常被分类成具有8、10或12个成员的环状结构的微孔材料。这些环状结构具有约为3.5-15埃的平均孔径。优选的是小孔SAPO分子筛具有约为3.5-5埃的平均孔径，更优选的是具有约为4.0-5.0埃的平均孔径。具有这些孔径的典型是具有8员环的分子筛。

一般地，硅铝磷酸盐分子筛包括共角的[SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体单元的分子架构。这种类型的架构对将各种含氧化合物转化成烯烃产品是有效的。

可用于含氧化合物至烯烃的转化过程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，及其含金属的形式，及其混合物。优选的是SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44和SAPO-47，更优选的是SAPO-18和SAPO-34，包括其含金属的形式，及其混合物。这里所采用的术语“混合物”是与“组合物”同义的，被认为是具有两个或多个组分的组合物，所述组分的比例可以改变，而不管它们的物理状态如何。

其它制备烯烃的分子筛材料在需要时可以与该硅铝磷酸盐分子筛催化剂相混合。目前有几种类型的分子筛，它们各自显示出不同的性能。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及其替代的类型。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，及其替代的类型。可以与硅铝磷酸盐分子筛催化剂结合的优选分子筛包括ZSM-5、ZSM-34、毛沸石和菱沸石。

由取代SAPO形成了一类公知的“MeAPSO”分子筛，这种分子筛也被用于本发明。用于制备MeAPSO的方法对本领域人员来说是已知的。带有取代基的SAPO，诸如MeAPSO也适用于本发明。合适的取代基“Me”包括但不必需局限于：镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。在合成MeAPSO时可以掺入取代基。另外，可在合成SAPO或MeAPSO之后采用多种方法掺入取代基。这些方法包括但不必需局限于，离子交换、初湿、干混合、湿混合、机械混合及其组合。

所需要的MeAPSO是具有小于约5埃孔径的小孔MeAPSO。小孔MeAPSO包括但不局限于NiSAPO-34、CoSAPO-34、NiSAPO-17、CoSAPO-17及其混合物。

带有取代基的磷酸铝(ALPO)，被称作“MeAPO”，是另一组适用于含氧化合物至烯烃转化反应的分子筛，所期望的MeAPO是小孔MeAPO。制备MeAPO的方法对本领域技术人员是已知的。合适的取代基包括但不必需局限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。在合成MeAPO时可以掺入取代基。另外，可在合成ALPO或MeAPO之后采用多种方法掺入取代基。这些方法包括但不必需局限于，离子交换、初湿、干混合、湿混合、机械混合及其组合。

分子筛还可以被掺入固体组合物优选是固体颗粒中，其中含有分子筛的量应满足有效地催化所希望的转化反应。固体颗粒可以包括催化有效量的分子筛和基体材料，优选是至少一种填料和粘合剂，以向所述的固体组合物提供所需要的性能，例如，所需要的催化剂稀释度、机械强度等。这种基体材料通常在某种程度上是多孔性的，并且通常具有一些非选择性的催化活性以促使生成不需要的产品，可以是对促进所希望的化学反应有效或无效的。这种基体材料，例如，填料和粘合剂，包括例如合成或天然生成的物质、金属氧化物、粘土、氧化硅、氧化铝、氧化硅-氧化铝、氧化硅-氧化镁、氧化硅-氧化锆、氧化硅-氧化钍、氧化硅-氧化铍、氧化硅-氧化钛、氧化硅-氧化铝-氧化钍、氧化硅-氧化铝-氧化锆以及这些材料的混合物。

固体催化剂组合物优选包括约1％-约99％，更优选约5％-约90％，并且更优选约10％-约80％重量的分子筛；以及约1％-约99％，更优选约5％-约90％，并且更优选约10％-约80％重量的基体材料。

含有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，是本领域的普通常识，因此，这里不详细讨论。

催化剂可以进一步包括粘合剂、填料或其它材料，以提供更好的催化性能、耐磨耗性、再生性能和其它所需要的性能。所希望的是，催化剂在反应条件下是可流体化的。催化剂应当具有的粒径约为20μ-约3,000μ，所期望的是约为30μ-约200μ，更期望的是约为50μ-约150μ。催化剂可以接受各种处理以达到所需要的物理和化学性能。这种处理包括但不必需地局限于，焙烧、球磨研磨、粉碎、碾磨、喷雾干燥、水热处理、酸处理、碱处理及其组合。

所希望的是，在本发明的烃转化装置中进行的含氧化合物至烯烃转化反应中，在提升管反应器中采用的空塔气体速度大于1米/秒(m/s)。在本文及权利要求书中，术语“空塔气体速度”被定义为蒸发的进料和任何稀释剂的体积流量与反应器截面积的比。由于含氧化合物在流经反应器的同时被转化成包含轻烯烃的产品，因此空塔气体速度在反应器中不同的位置处可能会发生变化，这取决于所含气体的总摩尔量、反应器中特定位置的截面，和温度、压力以及其它相关的反应参数。包含存在于进料中的任意稀释剂的空塔气体速度，在反应器的任一点上保持为大于1米/秒(m/s)。所希望的是，空塔气体速度大于约2m/s。更希望的是，空塔气体速度大于约2.5m/s。更希望的是，空塔气体速度大于约4m/s。最希望的是，空塔气体速度大于约8m/s。

将空塔气体速度保持在这些速度上，可促使流入提升管反应器中气体达到活塞流的性质。当空塔气体速度增加至大于1m/s时，气体的轴向扩散或者反混的减少是由于载带气体的固体的内部再循环的减少。(当均质流体反应物的组分平行于反应器轴并以活塞流的形式从反应器通过时，则表现出理想活塞流的性质)。使反应器中的气体的反混降到最低，则可以提高含氧化合物转化反应对所希望的轻烯烃的选择性。

当空塔气体速度达到1m/s或更高时，反应器中的大部分催化剂会被提升管反应器中存在的气体夹带。离开提升管反应器的至少部分催化剂通过催化剂回路被再循环去与进料再接触。

所希望的是，包含分子筛和任何其他材料的、被再循环去与进料再接触的催化剂的速度是全部含氧化合物进料到反应器的进料速度的约1-100倍，更希望的是约10-80倍，最希望的是约10-50倍，以重量计，所述任何其他材料诸如粘合剂、填料等。

用于将含氧化合物转化成轻烯烃的温度是可以在很宽的范围变化的，这取决于，至少部分取决于，催化剂，催化剂混合物中再生催化剂部分，以及反应器装置和反应器的结构。尽管这些方法不受温度的限制，但是如果将该方法控制在约200-700℃的温度，所希望的是250-600℃的温度，最希望的是300-500℃的温度，则可以达到最好的结果。较低的温度通常会导致较低的反应速度，并且所希望的轻烯烃产品的生成速度会显著减慢。但是，当温度高于700℃时，该方法也不会生成最佳量的轻烯烃产品，而在催化剂上形成焦炭和轻饱和物的速度则变得太快。

将会在很宽的压力范围内形成轻烯烃，尽管不必需地按最佳量生成，所述压力包括但不局限于，压力约为0.1kPa-约5MPa，所希望的压力约为5kPa-约1MPa，最希望的压力约为20kPa-约500kPa。前述压力不包括稀释剂(如果有的话)的压力，而是当涉及含氧化合物和/或其混合物时，是指进料的分压。在上述压力范围之外的压力也可使用并且不排除于本发明的范围。较低的和较高的压力会对选择性、转化率、生焦率和/或反应速率施加不利的影响；但是，仍然能生成轻烯烃，因此，这些压力范围被认为是本发明的一部分。

用于含氧化合物转化反应的宽范围WHSV(被定义成进料到提升管反应器中的全部含氧化合物的重量，以每小时每单位重量的用于本发明的提升管反应器催化剂中的分子筛下的所述重量计)在本发明中起作用。进料到提升管反应器中的全部含氧化合物包括汽相和液相的全部含氧化合物。尽管所述催化剂可能含有作为惰性材料、填料或粘合剂的其它材料，但是WHSV可仅通过提升管反应器中催化剂中分子筛的重量来计算。WHSV希望足够高以维持催化剂在反应条件下和在反应器的结构和设计中处于可流化状态。一般地，WHSV约为1hr^-1约5000hr^-1，所希望的是约为2hr^-1约3000hr^-1，而且最希望的是约为5hr^-1约1500hr^-1。申请人已经发现在大于20hr^-1的WHSV下进行含氧化合物至烯烃转化反应，可以降低转化反应产品清单中甲烷的含量。因此，转化反应希望在至少约为20hr^-1的WHSV下进行。对于含有甲醇、二甲醚或其混合物的进料，所希望的是，WHSV至少约为20hr^-1，更希望的是，WHSV约为20hr^-1约300hr^-1。

特别优选的是用于由含氧化合物制备烯烃的反应条件包括至少约为20hr^-1的WHSV和小于约0.016的温度修正的标准化(Normalized)甲烷选择性(TCNMS)。这里，TCNMS被定义成当温度低于400℃时标准化甲烷选择性(NMS)。NMS被定义成甲烷产品产量与乙烯产品产量的比值，其中各产量以重量％计或转化成重量％。当温度为400℃或更高时，TCNMS由下述方程式定义，其中T是反应器中的平均温度，以℃表示：

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

含氧化合物的转化率应当保持在足够高以避免工业上对不能接受的进料再循环的需要。而100％的含氧化合物转化率是为避免进料再循环所希望的，人们经常发现当转化率约为98％或更少时不需要的副产品就会减少。由于再循环不超过约50％的进料是工业上可以接受的，因此转化率在约50％-98％是所希望的。可以采用本领域普通技术人员所熟悉的各种方法，将转化率保持在约50％-98％这个范围。实例包括但不必需地局限于，调整下列参数中的一项或几项：反应温度、压力、流速(重时空速和/或空塔气体速度)；催化剂再循环速度；反应器装置构造；反应器构造；进料组成；液体进料相对于蒸汽进料的量(下面将作讨论)；再循环催化剂的量；催化剂再生的程度；以及影响转化率的其它参数。

在含氧化合物至烯烃的转化过程中，碳质沉积累积在用于促进转化反应的催化剂上。在某种情况上，这些碳质沉积的累积会导致含氧化合物进料至轻烯烃转化的催化能力下降。在这种情况下，催化剂失去部分活性。当催化剂不再能将含氧化合物转化成烯烃产品时，催化剂被认为完全失去活性。作为在含氧化合物至烯烃转化反应中的一个非必需的步骤，部分催化剂被从反应器中取出，并且从反应器中取出的该部分催化剂中的至少一部分部分地，如果不是全部地话，在再生装置诸如图4所示的再生装置80中进行再生。通过再生，这意味着碳质沉积是至少部分地从催化剂上被除去。所希望地是，从反应器取出的部分催化剂至少是部分地失去活性。反应器中剩余的部分催化剂不经如上所述的再生就进行再循环。再生后的催化剂，可以经冷却或不经冷却，然后被返回到反应器中。所希望地是，用于再生的部分催化剂的采出量是占反应器中出来的催化剂量的约0.1％-约99％。更希望地是，该采出量是占约0.2％-约50％，最希望地是占约0.5％-约5％。

所希望地是，包含分子筛和任何其它材料诸如粘合剂、填料等的部分催化剂，从反应器取出来，送去再生，并再循环到反应器中，其流量是进料到反应器中的含氧化合物全部进料流量的约0.1倍-约10倍，更希望地是约0.2-约5倍，最希望地是约0.3-约3倍。这些流量适合于仅含分子筛并且不包含非反应性固体的催化剂。离开反应器用于再生并再循环到反应器中的全部固体，即催化剂和非反应性固体的流量，将会改变上述流量，使其与全部固体中非反应性固体的含量成正比。

所希望地是，催化剂再生是在再生装置中、在含氧或其它氧化剂的气体存在的情况下进行的。其它氧化剂的实例包括但不必需地局限于，单纯的O₂、O₃、SO₃、N₂O、NO、NO₂、N₂O₅及其混合物。空气和用氮气或CO₂稀释的空气都是所希望的再生气体。空气中氧的浓度可以被降低到可控的水平，以使再生器的过热或产生的热点降到最少。所述催化剂还可以用氢、氢与一氧化碳的混合物或其它合适的还原气体还原而再生。

催化剂可以在间歇、连续、半连续或其组合的任何方法中再生。连续的催化剂再生是所希望的方法。所希望的是，催化剂被再生到残余焦炭量占催化剂量的约0.01wt％-约15wt％的水平。

催化剂再生温度应当在约250℃-约750℃，所希望的是在约500℃-约700℃。由于再生反应是在显著高于含氧化合物转化反应的温度下发生的，因此在将催化剂返回到反应器之前，需要将至少部分再生后的催化剂冷却到较低的温度。被安装在再生装置外部的热交换器(未示出)，可用于从已经离开再生装置后的催化剂中除去一部分热量。当再生后的催化剂被冷却时，希望将其冷却到的温度是比从反应器离开的催化剂的温度高约200℃至低约200℃。更希望的是，再生后的催化剂被冷却到的温度是比从反应器离开的催化剂的温度低约10℃-约200℃。然后这种被冷却了的催化剂可被返回到反应器、再生装置或两者中的某个部分。当来自再生装置的再生后催化剂被返回到反应器中时，该催化剂可以被返回到反应器的任何部位。所述催化剂可以被返回到催化剂保持区以等候与进料接触，或者被返回到分离区以与进料的产品接触，或是二者的组合。

所希望的是，进行催化剂的再生，则至少部分地失去活性的催化剂已经在去除器或去除室中首先与大多数的便于除去的有机物料(有机物)分离。所述去除是这样实现的：在高温下使去除用气从废催化剂上方通过。适于去除的气体包括蒸汽、氮气、氦、氩、甲烷、CO₂、CO、氢及其混合物。优选的气体是蒸汽。去除用气的气时空速(GHSV，以气体体积与催化剂和焦炭的体积比计)为0.1h^-1约20,000h^-1。可接受的去除温度是约250℃-约750℃，所希望的是约350℃-约675℃。

本发明优选的烯烃产品的制备方法可包括由烃制备含氧组合物的其它步骤，所述烃诸如油、煤、焦油砂、页岩、生物体和天然气。制备所述组合物的方法是本领域已知的。这些方法包括发酵生成醇或醚，制备合成气然后将该合成气转化成醇或醚。可采用已知的方法制备合成气，所述方法诸如蒸汽转化、自热转化和部分氧化法。

本领域技术人员还可以理解的是，通过本发明的含氧化合物至烯烃转化反应制备的烯烃，非必须地被聚合以生成聚烯烃，尤其是聚乙烯和聚丙烯。由烯烃制备聚烯烃的方法是本领域已知的。催化方法是优选的。特别优选的是金属茂、齐格勒/纳塔催化剂和酸性催化剂系列。可参见的如美国专利US3,258,455、US3,305,538、US3,364,190、US5,892,079、US4,659,685、US4,076,698、US3,645,992、US4,302,565和US4,243,691，其各自描述的催化剂和方法特意在此引入作为参考。一般地，这些方法包括将烯烃产品与制备聚烯烃的催化剂在能够有效地生成聚烯烃产品的压力和温度下进行接触。

优选的制备聚烯烃的催化剂是金属茂催化剂。优选的操作温度范围是50℃-240℃，反应是在1bar-200bar范围内的低压、中压或高压下进行。对在溶液中进行的方法，非必须地使用惰性稀释剂，优选的操作压力范围是在10-150bar，优选的温度范围是在120℃-230℃。对于气相方法，优选的温度通常是在60℃-160℃，操作压力是在5bar-50bar。

除聚烯烃以外，很多其它的烯烃衍生物也可以由本发明的方法制备的烯烃或由此回收的烯烃来制备。这些衍生物包括但不局限于，醛、醇、乙酸、线性α-烯烃、醋酸乙烯酯、二氯化乙烯和氯乙烯、乙苯、环氧乙烷、乙二醇、异丙苯、异丙醇、丙烯醛、烯丙基氯、环氧丙烷、丙烯酸、乙丙橡胶、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已知的，因此在这不论述了。

Claims (40)

1.一种烃转化装置，包括：

(a)多个提升管反应器，每个提升管反应器各自具有注入催化剂的第一端和将催化剂从该提升管反应器中排出的第二端；

(b)设置的分离区，以将催化剂与来自烃转化装置的反应产品分离，所述分离区包括多个入口；

(c)多个偏移元件，每个偏移元件设置为使来自相应的提升管反应器第二端的物料流偏向相应的入口，其中至少一个所述偏移元件包括90°的肘管；以及

(d)至少一个催化剂回路，该催化剂回路与所述分离区和提升管反应器第一端以流体相通的方式相连，所述催化剂回路用于将催化剂从分离区输送到提升管反应器的第一端。

2.如权利要求1所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(e)催化剂保留区，用于容纳可被进料到提升管反应器中的催化剂。

3.如权利要求1或2任一项所述的装置，其中所述多个提升管反应器中的每一个都包括在其第一端和第二端之间延伸的中心轴，并且其中所述多个入口不沿着提升管反应器的中心轴设置。

4.如权利要求1所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(f)多个桥臂，各桥臂位于催化剂保留区和相应的提升管反应器第一端之间并与它们以流体相通的方式相连。

5.如权利要求4所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(g)进料分配器，包括多个进料端头，所述端头被设置为与提升管反应器第一端相邻接。

6.如权利要求1所述的烃转化装置，其中该烃转化装置包括至少两个提升管反应器。

7.如权利要求5所述的烃转化装置，其中所述进料分配器通过进料端头以基本上相等的物流向各提升管反应器提供进料。

8.如权利要求4所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(h)流化剂分配器，其与催化剂保留区以流体相通的方式相连，该流化剂分配器用于向催化剂保留区提供流化剂，以使在催化剂保留区中容纳的催化剂流化。

9.如权利要求8所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(i)分散器，位于催化剂保留区中，该分散器用于使流化剂在催化剂保留区中进行分散，以使催化剂流化。

10.如权利要求9所述的烃转化装置，其中所述分散器是选自格栅、滤网和多孔板的设备。

11.如权利要求1所述的烃转化装置，其中所述催化剂回路被设置在各提升管反应器之间的中央位置。

12.如权利要求1所述的烃转化装置，其中该烃转化装置包括多个催化剂回路。

13.如权利要求12所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(j)流量控制设备，其设置在至少一个催化剂回路上。

14.如权利要求13所述的烃转化装置，其中流量控制设备被设置在所述多个催化剂回路的每一个上。

15.如权利要求1所述的烃转化装置，其中所述分离区进一步包括静止区，在该静止区中催化剂可被保留直到催化剂离开分离区到达催化剂回路中。

16.如权利要求4所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(k)催化剂再生器，以流体相通的方式与烃转化装置相连。

17.如权利要求16所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(1)催化剂去除器，以流体相通的方式与所述烃转化装置和催化剂再生器相连。

18.如权利要求4所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(m)至少一个分离设备，其位于所述分离区中。

19.如权利要求18所述的烃转化装置，其中至少一个分离设备选自旋风分离器、过滤器、撞击设备及其组合。

20.如权利要求1所述的烃转化装置，其中各提升管反应器具有的横截面积不大于12m²。

21.如权利要求1所述的烃转化装置，其中各提升管反应器具有的高度为10-70米。

22.如权利要求1所述的烃转化装置，其中各提升管反应器具有的宽度为1-3米。

23.如前面任一项权利要求所述的烃转化装置，其中各提升管反应器都具有横截面积，而且各提升管反应器之间横截面积的差异不超过20％。

24.如权利要求1所述的烃转化装置，其中所述90°肘管包括接触板、催化剂接触区和输送元件。

25.如权利要求1所述的烃转化装置，其中所述装置还包括：设置于所述分离区的至少一个分离设备，其中一个或多个所述提升管反应器与所述分离设备密闭联接。

26.如权利要求4所述的烃转化装置，其中该装置进一步包括：

(n)第二组多个提升管反应器，其中所述第二组多个提升管反应器中的每一个都包括第一和第二端以及在它们之间延伸的第二中心轴，其中所述分离区包括多个第二入口，各第二入口是沿着相应的第二中心轴设置。

27.一种烃转化方法，该方法是在前述的任一项权利要求所述的装置中进行，该方法包括以下步骤：

(i)使可流体化的催化剂与流化剂接触以使可流体化的催化剂流化；

(ii)将所述催化剂和进料注入多个提升管反应器(a)；

(iii)使进料与所述催化剂在所述多个提升管反应器(a)中、在能有效地将进料转化成产品的条件下进行接触；

(iv)引导产品和催化剂通过多个偏移元件(c)；

(v)使催化剂与产品在分离区(b)中分离，所述分离区与所述多个偏移元件(c)以流体相通的方式相连；

(vi)使来自分离区(b)的催化剂返回到所述多个提升管反应器(a)中；以及

(vii)重复步骤(i)到(vi)。

28.权利要求27的方法，其中将进料注入到所述多个提升管反应器的每一个中，以使注入到每个提升管反应器中彼此之间进料量的差异不超过25％，以体积流量计。

29.权利要求27的方法，其中将进料注入到所述多个提升管反应器的每一个中，以使注入到每个提升管反应器中彼此之间进料量的差异不超过25％，以进料中各组分质量百分比计。

30.权利要求27的方法，其中所述流化剂选自氮气、蒸汽、二氧化碳、烃和空气。

31.权利要求27的方法，其中步骤(v)进一步包括将来自分离区的催化剂引导入催化剂回路中，该催化剂回路与所述分离区和多个桥臂以流体相通的方式相连。

32.权利要求31的方法，其中步骤(v)进一步包括引导催化剂通过多个桥臂，以到达各相应的提升管反应器上的入口。

33.权利要求27的方法，其中使催化剂与流化剂接触，以使可流体化的催化剂在催化剂回路、在催化剂保留区或在催化剂回路和催化剂保留区的组合中流化。

34.权利要求27的方法，其中该方法进一步包括下列步骤：

(viii)在将催化剂与产品分离后，使至少部分催化剂在催化剂再生器中再生，以制备再生后的催化剂；和

(ix)将再生后的催化剂返回到分离区、催化剂回路和催化剂保留区的至少一个中。

35.权利要求34的方法，其中该方法进一步包括下列步骤：

(x)在使至少部分催化剂再生之前，将该至少部分催化剂去除。

36.权利要求27的方法，其中该烃转化方法是选自以下的反应：烯烃相互转化反应、含氧化合物至烯烃转化反应、含氧化合物至汽油转化反应、马来酸酐的制备、汽相甲醇合成、邻苯二甲酸酐的制备、费-托反应和丙烯腈的制备。

37.权利要求27的方法，其中该烃转化方法是含氧化合物至烯烃的转化反应。

38.权利要求37的方法，其中所述催化剂是硅铝磷酸盐催化剂。

39.权利要求37的方法，其中进料选自甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C₄-C₁₀醇、甲基乙基醚、二甲醚、二乙醚、二异丙醚、甲酸甲酯、甲醛、二甲基碳酸酯、甲基乙基碳酸酯、丙酮及其混合物。

40.权利要求27的方法，其中所述偏移元件的设置在所述分离区中形成旋风。

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