CN1014400B - 湍动流化催化反应器内轻烯烃的升级工艺 - Google Patents

湍动流化催化反应器内轻烯烃的升级工艺

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Abstract

在湍动流化床中，将含有乙烯的轻烯烃原料气转化为富含液态C5 +的烃。此工艺包括，在315-510℃温度下，在湍动反应器床层中维持沸石催化剂颗粒的流化床，催化剂的表观颗粒密度为0.9-1.6g/cm3，颗径范围为1-150μm，平均粒径为20-100μm，小于32μm的细粒为10-25%(重量)；在湍流条件下，将热原料气向上通过流化催化剂床层；保持反应器处于湍动流化床状态，流化表观速度在转变速度和输送速度之间(大约为0.3-2m/s)；回收含有大量C5 +的烃，其中C3-C5烷烃与烯烃的比为0.2∶1至5∶1。

Description

本申请为美国专利NO.824，473（申请时间为1986年1月31日）的部分继续申请。后者是美国专利申请系列NO.733，994（申请时间为1985年5月14日，目前为美国专利NO.4，579，999）的分案申请。
本发明涉及轻烯烃转化为重烃的催化技术。特别是，本发明提供了一种连续操作工艺，用以将含有乙烯（也可以是含有丙烯或其它低碳烯烃）的轻烯烃气体原料低聚为C4以上的烃类，例如烯烃液体燃料，异丁烷，芳香烃及其它有用产品。这样，含有乙烯的气体，如石油裂解排出气将成为有用的原料。
在以烯烃为原料生产C+ 5汽油、柴油等方面，沸石催化和碳氢化合物转化过程的开发已创造出了价值。除以ZSM-5型沸石催化剂催化的基本化学反应外，还有大量的新发现，这些都促进了新工业过程的开发。这些过程都是安全的，而且达到环境控制的要求，这些过程都是使用轻烯烃作原料，特别是使用C2-C4烯烃作原料。Cattanach（us 3，760，024）和Yan等人（us3，845，150）开发了将C2-C4烯烃和烷烃转化为含有较多芳香烃的液体碳氢化合物的过程，这些过程采用ZSM-5型分子筛催化剂，是很有效的过程。在美国专利3，960，978和4，021，502中，Plank，Rosinski和Givens指出了C2-C5烯烃（单组分 或与烷烃的混合物）在可控酸度的沸石催化剂作用下，可转变为高级的烃。Garwood等也对烯烃催化升级技术提出了见解，并对过程进行了改进，参见美国专利4，150，062;4，211，640;和4，227，992。
低碳烯烃尤其是丙烯和丁烯的转化，在适当升高的温度和压力下，采用HZSM-5型催化剂是有效的。转化产物尤其是C+ 5脂肪烃和芳香烃化合物可作为液体燃料，对于生成的液态碳氢化合物，可通过控制操作条件如过程的压力、温度和空速等，来改变产品分布结构。在高温（如可高达约400℃）和适当压力下，可容易地得到汽油（C5-C10），压力的取值可为常压到5500KPa，较佳的取约250～2900KPa。烯烃汽油可以有较高的产率，它既可以作为最终产品，也可以作为原料，在低深度，高压的反应器中进一步转化为更重馏程范围的产物。在高压和适当的温度下，通过低级和中级烯烃的反应，并采用精馏操作可使C+ 10脂肪烃的产量达到最高值。典型的“MOGD”低聚设备的操作细则可参见美国专利NO.4，456，779;4，497，968（Owen等人）和4，433，185（Tabak）。在适当的温度及较高的压力下，转化条件有利于正常沸点最小为165℃（330°F）的产物馏份。含有C2-C6烯烃的低级烯烃原料将有选择地转化;但低深度精馏条件不可能使大部份乙烯转化。在温度适中的低深度精馏操作中，丙烯，丁烯-1，及其它物质可转化50%～95%。采用HZSM-5型催化剂或是同类的酸性沸石催化剂，仅有10～30%左右的乙烯可转化。许多有工业价值的原料，如流化催化裂化（FCC）排出气，脱氢产物，乙烷裂解付产物等等都含有乙烯、氢气，以及硫化氢和轻脂肪烃等。采用双 功能镍催化剂，在适当的温度下也可以使乙烯转化。
已发现，在固体酸沸石催化剂的湍动流化床中采用高深度反应条件，可将含有轻烯烃类气体的乙烯升级为富含烯烃汽油的液体碳氢化合物，异丁烷及芳香族化合物，这个过程可以是单程操作，也可将气体产物循环。这一技术对于处理在重油或类似烃类的裂解过程中产生的FCC轻组分气体的升级特别有用，该气体中通常含有大量的乙烯、丙烯、烷烃和氢气。通过提高轻组分气体付产物的品位，FCC操作单元的汽油产率将有显著的提高。因此，本发明的首要目的是提出一个可使含乙烯的轻组分气体提高品位的新技术。
本发明提出了一种经过改进的方法，即在转化条件下，使含有乙烯的原料与沸石催化剂流化床于高温下接触，从而把原料连续转化为重质烃产物。所作的改进包括在垂直的反应器内，使催化剂流化床处于湍动反应区，这一点可通过如下方法来实现：使原料气从下至上通过反应区，并且使原料气的速度大于密相床变为湍动床的转变速度，但又小于催化剂平均颗粒的输送速度;同时，从反应区中排出的部份结焦催化剂，氧化再生后再以一定的速度送回反应区，以此来控制催化剂活性和反应深度。在直接影响原料转化反应深度的各种条件下，碳氢化合物产物中烷烃和烯烃的比率保持在0.2∶1到5∶1。流化床技术可有效地使乙烯的单程转化率至少为70%，从而以很高的产率生产高辛烷值汽油馏程的碳氢化合物。烯烃的反应是放热的，烯烃的反应是吸热的，这样一个在热力学上可以做到热平衡的混合物体系可以不采用相当规模的循环和/或稀释剂就发生转化，并以较高的产率生产高辛烷值汽油馏程的碳氢化合物。但是，将大部份C- 4气体再循环可进一步提高C+ 5的收率，并减少催化剂的补偿量。
图1为本发明的流化床反应器体系的示意图;
图2为产品收率与反应深度指数（R.I.）的关系曲线;
图3为相应的液体产物辛烷与R.I.的关系曲线;
图4为相应的研究法辛烷值与马达法辛烷值同乙烯转化率的关系;
图5给出了产物收率与乙烯转化率的关系;
图6在半对数座标上比较了C3-C5烷∶烯比。
催化剂说明
目前，沸石技术的最新发展已能提供一系列具有类似孔形的中孔含硅物质。在这些中孔沸石中，ZSM-5型沸石最为突出。ZSM-5型沸石带有Bronsted酸性活性中心，它通常是通过在沸石框架内加入诸如铝、镓、硼或铁等正四面体配位金属而合成的。这些中等孔径的催化剂适合于酸性催化;然而采用高含硅物质或是结晶态金属硅化合物也可以获得ZSM-5型的结构优点，这些硅化合物含有一种或几种呈现不同程度酸性的四面体微晶。ZSM-5型沸石的晶体结构可由x光衍射来确认，参见美国专利NO.3，702，866（Argauer等人）。
这里优先选用的低聚催化剂为中等孔径（大约5～7 ）的具有形选性能的结晶态硅铝沸石，该沸石的硅铝比不小于12，约束指数大约在1～12之间，酸性裂解活性约为10～250。在达到所需反应深度的操作条件下，流化床反应器中的结焦催化剂的表观活性（α值）大约在10～80之间。典型的ZSM-5型沸石有ZSM-5;ZSM-11;ZSM-12;ZSM-22;ZSM-23;ZSM-35及ZSM-38。ZSM-5型沸石在美国专利NO.3，702，886和NO.Re.29，948中已有阐述。其它 适宜的沸石参见美国专利NO.3，709，979;3，832，449;4，076，979;3，832，449;4，076，842;4，016，245和4，046，839;4，414，423;4，417，086;4，517，396和4，542，251。尽管有些沸石（其配位金属氧化物与氧化硅的摩尔比为20∶1到200∶1或更高一些）也可以使用，但采用氧化硅与氧化铝的摩尔比为25∶1到70∶1的标准ZSM-5（也可经适当改进）更有其优越性。含有Bronsted酸性活性中心的典型沸石催化剂的主要成份是硅酸铝ZSM-5沸石，这种沸石含有5～95%（重量）的氧化硅和/或氧化铝粘合剂。
这些含硅沸石可以用其酸性形式与一种或几种适宜金属进行离子交换或浸渍，所用的金属诸如Ga，Pd，Zn，Ni，Co和/或元素周期表中第Ⅲ到第Ⅷ族中的其它金属元素。沸石也可以含有起加氢-脱氢作用的成份（有时称为加氢成份），这种成份通常是一种或多种周期表中ⅠB，ⅡB，ⅢB，ⅤA，ⅥA或ⅧA的金属，尤其是起芳构化作用的金属，如Ga，Pd等等。有用的加氢作用成份包括ⅧA族的贵金属，主要是铂，但也可采用其它的贵金属，如钯，金，银，铼和铑等。非贵重金属也可用作加氢作用成份，如镍，钴，钼，钨，铜，锌等。催化剂物质可含有两种或更多种催化成份，如金属低聚组分（例如Ni+2离子以及象ZSM-5那样的具有形选作用的中孔酸性低聚催化剂），这些组分可以是存在于混合物中，也可以是结合在一个双功能固体颗粒上。采用一种乙烯二聚金属或低聚剂在连续反应区中有效地转化乙烯是可能的。
某些ZSM-5型中孔形选催化剂有时也称作Pentasils。除了优先选用硅酸铝以外，也可用硅硼酸盐，硅铁酸盐和其它“硅酸 盐”物质。采用氧化硅与氧化铝摩尔比为25∶1～70∶1，表观α值为10～80的标准ZSM-5，有利于将原料中60～100%（最好是至少70%）的烯烃转化为产物。
由于ZSM-5型Pentasil沸石的可再生性以及它们在极端操作条件下的长寿命和稳定性，因而它们在生产中是特别有用的。通常，催化剂的晶粒尺寸在0.01～2μm之间或更大，最好是0.02～1μm。为了获得能使流化床处于湍动流化状态下的合适的颗粒尺寸，可将沸石催化剂晶体粘结在适宜的无机氧化物载体上。（如氧化铝、氧化硅等），沸石浓度控制在5～95%（重量）之间。在优选实例描述中，除另作说明外，采用含有25%的HZSM-5型催化剂，这种催化剂含有氧化硅和氧化铝的混合物，其初始α值在80左右。
粒径分布是影响流化床湍动区总均匀程度的重要因素。工艺操作条件应保证全床颗粒很好地混合，颗粒直径应避免超过250μm，颗粒的直径分布最好在1～150μm，平均粒径一般为20～100μm，最好是40～80μm。在操作范围之内，大颗粒和小颗粒的混合体系会提高颗粒分布，尤其理想的是床层中有相当量的小颗粒。颗粒分布应严加控制，保证反应器中粒径小于32μm的颗粒量占总催化剂量的约10～25%（重量%），这类流化颗粒属Geldart颗粒分类的A类。控制流化范围，以保证操作在转变速度和输送速度之间进行。这种流化条件与非湍动密相床或输送床具有本质上的不同。
工艺操作
在此，如无特别说明，均采用公制单位和重量百分比。较佳的原 料含C2-C6烯烃（单烯烃），且其中至少含2mol%的乙烯，10～40%的C2-C3烯烃，也可能有无毒物质如甲烷以及其它链烷烃及惰性气体。FCC粗柴油裂解的副产物轻组分气是一种特别有用的典型原料，这种原料含有10～40mol%的C2-C4烯烃，5～35mol%氢气及不定量的C1-C3烷烃和惰性气体如N2。本工艺允许的低级烷烃的浓度范围可从0～95%。优先选用的原料应含有50%以上的C1-C4低级脂肪烃及足够的烯烃，以保证总的烯烃分压不低于50KPa。在本发明中，在由反应深度确定的反应条件下，如有丙烷存在，则将部份转变为C+ 4产物。
目的产物为C4-C9链烃，在产品中至少应含50%，最好达80%或更高。反应产物C+ 4的主要成份是烯烃，其中至多45%是丁烯、戊烯、己烯、庚烯、辛烯、壬烯及它们的异构体，还希望能提高原料的品位，使产物含有芳香烃的辛烷汽油，最好是至少10%（重量）。
可控制反应深度以优化C4-C9脂肪烃的产率。已经知道，含有高浓度Bronsted酸性活位的沸石催化剂可促进芳香烃和低级石蜡的生成。因此，重要的是选取并保证催化剂的量以提供具有酸性活性的新鲜催化剂，或通过控制催化剂的失活和再生速率来保证表观的平均α值在10～80的范围内。
反应温度和接触时间也是影响反应深度的重要参数，控制反应温度和接触时间处于稳定状态下，即可得到稳定的反应深度（反应深度指数R.I.），以保证产物达到一定的丙烷、丙烯重量比。虽然在有外加丙烷的情况下，反应深度指数可以从0.1变化到200，但在基本无外加丙烷的情况下，最好使稳态流化床反应器的R.I.处 于0.2∶1到5∶1之间。在气相反应中，反应深度用丙烷与丙烯的重量比来表示十分方便，亦可近似地用丁烷、丁烯比;戊烷、戊烯比来表示，或是用总反应流出物C3-C5中的烷烃、烯烃比的平均值表示。图6给出了C3、C4和C5脂肪烃的R.I.值与总的烷烃、烯烃比之间的关系。在含有典型的C2-C3烯烃的原料中，在无外加丙烷的情况下，R.I.值在0.1～50之间，最佳值取决于适当的催化剂组成、原料和反应条件。然而，对于这里所提到的例子，即采用的进料为典型的含有乙烯的轻组份气或类似的裂化排出气，保持R.I.在1左右即可任选地将原料升级为所需的富含脂肪烃的汽油产品。
在烯烃原料中加入丙烷可提高C+ 4产物的产量。含有丙烷的物料;如C3-C4液态石油气（LPG）和各种精馏馏份可作为烯烃原料的补充物。合适的含有20～85%丙烷的C2-C4脂肪烃混合物可以改善含有15～79%单链烯烃的烯烃原料。由于在普通操作条件下丙烷转化不完全，可将此条件中C3的表观R.I.值提高至50∶1以上。
在裂化流化床和低聚反应中，借助这种办法可提高烯烃的等级。参见Owen等人的美国专利4，090，949。在可燃气有限的石油冶炼厂中，这一技术可有效地应用于流态化催化裂化中（FCC），从而提高液态产物的总产量。轻烯烃和一些轻石蜡，如FCC中的可燃气，可在沸石催化剂流化床中转化为有价值的C+ 4烃产品。除了可燃气的升级以外，可燃气的用量也将显著下降，这将使得在可燃气有限的炼油厂中，可提高FCC反应的产量和/或反应深度。
在实际的反应过程中，从经济的角度考虑，操作压力一般不超过 50-200KPa表压。流化床的催化反应过程可处于低压降下操作，这是一个优点。另一个重要的优点是，通过湍动操作可密切控制温度，湍动区域内的温度变化可保持在可接受范围之内，经常小于25℃。由于充分混合的结果，除底部气体入口附近的小区域以外，在床层中部测量的温度即可代表全床温度。
一个典型的工艺过程中，在合适的压力（如410-2500KPa）及低聚条件下，含有乙烯的C+ 2烯烃原料在催化反应器中转化为至少含有6%异丁烷和以C+ 4烃为主的液态产物。产物中同时含有丰富的汽油馏程烯烃及芳香烃。
参见图1，含有C2-C3的原料气加压后通过导管10，随主流体送至反应器20的底部入口，为布气需要经过筛板22进入流化区24。在此，原料气与湍动床中的细催化剂颗粒接触。反应器20中设有热交换管26，热交换管可分成各自独立的几束，这样可以分别调节流化床中不同区域的温度。管子的末端与物料分布筛板22间隔足够的距离，使原料气通过该筛板小孔后的射流作用不会影响该管子。反应热可部份或全部地通过冷料移走。可用加入挡板的办法来控制床层的径向或轴向混合。虽然说明中无挡板，但可在垂直的反应区中，分布筛板的上方安装敞口管，以保持反应器的水力学约制，达到减小返混的目的。参见美国专利4，251，484（Daviduk和Haddad）。反应释放出来的热量亦可采用通常的调节原料温度的办法来控制。
催化剂出口装置28用于排放床层24上方的催化剂，经过控制阀29进入催化剂再生器30。部份失活的催化剂在流化再生区中，于高温下，与空气或其他再生气接触，以除去结焦碳恢复酸性活性。 催化剂颗粒扬析进入气相并通过提升管32由气体输送到容器30的顶部。空气在床层底部分布使催化剂颗粒处于流化状态。氧化的副产物经旋风分离器34被带出再生区，而夹带的颗粒返回床层。烟道气通过顶部管道36排出，但一部份烟道气可再循环经过热交换管38，分离器40和压缩机42，同新鲜的再生气一起经过管线44返回容器，亦可作为提升管32中催化剂的提升用气。
再生后的催化剂可通过带有控制阀48的管道46送到主反应器20的底部，可再由加压后的原料气通过提升管50，送到催化剂床层。由于送返反应器的再生催化剂的总量相对较小，再生催化剂的温度不会大幅度地打破反应器内的温度平衡。为了收集被气流夹带的催化剂细粉，采用了一组串联的旋风分离器52，54。旋风分离器的下料腿52A，54A可将颗粒全部送返床层下部。这些分离器置于具有分散催化剂相24的反应容器上部。过滤器（例如烧结金属过滤板）可单独使用亦可与旋风分离器并用。
排出的产物经旋风分离系统分离出催化剂颗粒。这些产物可由反应器20顶部的气体出口装置56排出，得到的含有C+ 5烯烃和/或芳香烃、烷烃及环烷烃产物可以进一步处理成所需的汽油或高沸点产品。
湍动床的表观气速大约在0.3～2m/s（米/秒）的范围内最为合适。因为，高气速下，夹带的细颗粒变得过量，气速超过3m/s后，全床颗粒将被带出反应区;低气速下，大气泡的形成和高空隙率对反应转化不利，气速小于0.1m/s时，甚至连细颗粒也不能有效地维持在湍动流化状态下。
测定湍动流化床的简单办法是测定床层密度。由于床层中存在着 颗粒直径和压力梯度分布，越往上的反应区其密度会越小。故以反应区底部测量的结果为准，典型的湍动床床层操作密度大约在100～500Kg/m3之间，最好在300～500Kg/m3的范围内。通过测量反应器垂直方向上两个不同测压点的压差，可得到这一反应区域的平均床层密度。以ZSM-5型催化剂流化床体系为例，颗粒的真实密度为2430Kg/m3;表观堆密度为750Kg/m3，令人满意的平均流化床床层密度大约为300～500Kg/m3。
采用湍动流化床能改善催化反应器中，气固接触状况，使至少70%的乙烯转化为产物。同时，提高了选择性和床层的温度均一性。这一技术的一个主要优点在于，湍动床能自行调节气泡体积和特征气泡寿命。由于床层中气相混合物的气泡小且无规则、易破碎，这样使得气体物料和固体催化剂有良好的接触。
本发明与原有生产工艺的重要区别在于，优化了湍动流化床操作来得到高产量的C+ 5液态产物。同时，由于气固均匀接触，故在一定的重时空速下，可较好地控制气固接触时间，一般为3～15秒。这种操作方式的另一个优点是，可以控制气泡体积及其寿命。这样，可避免反应器中大量气体的短路。
在密相床中，随着气体表观速度的提高，床层将进入柱塞流状态。进一步提高气体表观速度，床层将从柱塞流状态进入湍动区。随着颗粒直径的减小，转变为湍动区的转变气速也将减小。湍动区的操作气速可从转变速度延伸到所谓输送速度，如Avidan等人在美国专利4，547，616中所描述的。气速接近输送速度时，颗粒的带出速率迅速提高。在没有固体循环装置的情况下，床层很快变空。
根据本发明的方法，一些有用的参数影响着湍动流化质量。当使 用细粉状ZSM-5型沸石催化剂时，应使沸石结合或渗入在一种固相密度为0.6～2g/CC（最好是0.9～1.6g/CC）的合适的载体上（固相密度即为用单颗粒的重量除以其表观“外部”体积）。催化剂颗粒直径可以在很宽的范围内，直到250μm，平均粒径大约在20～100μm之间，粒径分布最好在10～150μm的范围内，其平均直径最好在40～80μm之间。将这些颗粒置于流化床内，表观流体速度控制在0.3～2m/s的范围内，可以达到湍流区操作状况。该技术领域内的普通技术人员会明白，在高压下可采用低气速，以确保床层操作处于湍动流化区。
反应器可采用任何技术上可行的外形结构。但应考虑几条重要的准则。反应器中的催化剂床层高度至少应有5～20米，最好是9米。细颗粒可能被包容在床层中，特别是由于磨损，颗粒可能被夹带到产品气流中。一个典型的湍流床，其催化剂的带出速率将高达1.5倍于每小时反应区的颗粒装填量。如果细颗粒量占的比值增加了，部份夹带的颗粒可以从系统中移出，并以大颗粒取代。细粒子的收集可采用细颗粒分离器，如旋风分离器和/或过滤装置。该旋风分离器和/或过滤装置可装在反应器内或其外部，以回收带出的催化剂。被产物带出的这部分催化剂应连续送返反应区底部，循环速率大约为每小时1个催化剂装填量。旋风和/或过滤装置可安装在反应器壳体内部或其外部。随产物气流带出反应器的部份细粒子也可采用高温烧结金属过滤器来回收。
对于任何含有足够量的轻烯烃和烷烃的物料，均可采用本工艺过程。例如，处理FCC付产物可燃气体，这种付产物典型地含有10～40%（重量）的乙烯和丙烯。实验选用一种ZSM-5型催化剂 以验证本创造性的工艺，流化床单元可在一个很宽的过程参数及催化剂活性范围内操作。
反应器操作
对于一个典型的反应器单元，采用带有间接热交换和/或可调气冷的温控催化段。这样，可小心地控制反应温升，防止反应温度超出通常的操作范围：315～510℃平均反应温度最好是控制在315～430℃之间。一部份反应热可通过产物与原料和/或循环物流的热交换加以回收。在产物流至分馏器之前，亦可采用换热器来回收产物中的热量。采用冷料法可不用间接的热交换器，而移出全部反应热的一部分，由此，通过调整进料温度可控制反应器温度。内部热交换管还可作为内部挡板，减小反应器的水力学直径及轴向和径向返混。
在此，按新鲜物料中烯烃的总量计算，重时空速（WHSV）大约是0.1～5WHSV。典型的产物分馏系统参见美国专利4，456，779和4，504，693（Owen等人）。在流化床反应器中获得的具有代表性的结果示于实例1-3。
实例1（见16页）
实例2（见17页）
实例3（见18页）
例1中原料仅含乙烯和氢气，例2中原料含氮气、氢气、乙烯和丙烯。例3和例2相似，但在例3中，大部份C- 4产物循环回反应器，同例2比较，例3能获得较高的C+ 5产物。同时，对催化剂组成的要求也较低。
在高温、低压、催化剂活性高的条件下，越有可能获得较高的异丁烷产量和汽油辛烷值。这一点从例4的结果可得以证实，并参见图 2、图3、图4和图5。
图2和图3给出了C+ 4、C+ 5的产率以及C+ 5馏分辛烷值与反应深度指数（丙烷丙烯比）的关系。产品产率及研究法辛烷值和马达法辛烷值与乙烯转化率的关系作于图4和图5中。在此反应深度用乙烯转化率或反应指数来表示。
生成的含量通常高于10wt%的异丁烷将严重影响潜在的烷基化物产率。这一点取决于炼油厂中异丁烷的供应状况。当转化温度在360至415℃之间时，可获得最大的产量（C+ 5加烷基化物）。对于一个放热反应，采用流化床反应器可灵活地控制反应温度，从而可灵活调节以得到最佳的产物分布。这里介绍的可燃气转化单元，可应用于有FCC排出气的工厂。原料若含有含硫毒性组份，如H2S，可采用胺洗除去大部份有毒硫化物。
实例4（见19页）
与固定床反应器比较，本方法采用流化床反应器有许多优点。由于催化剂的连续再生，流化床反应器的操作过程，不会受到FCC排出气中的氧化物及含硫、含氮毒性物质的不利影响。此外，由于在流化床反应器中可获得高产率的异丁烷产物，对异丁烷短缺的炼油厂而言，这无疑具有明显的优越性。
调节进料气温度，依靠其焓值的变化来抵消反应热。这样即可达到控制反应温度的目的。原料可通过预热器或是从产物流中获取热量（也可以是两种办法的组合）来控制进料温度。一旦测定出原料和产物的组成（如采用在线气相色谱法），由体系的热衡算就能容易地计算出为保持所需反应器温度所应有的进料温度和烯烃的转化率。在工业中，通过现有的控制技术可实现自动控制。例5是一个特例的热衡 算，其中反应温度为400℃。采用予加热控制原料温度为135℃，则反应器达到热平衡。
实例5（见20页）
尽管这项发明已通过描述具体的过程来加以说明，除在下面的权利要求所述之外，无意限制本发明构思。
实例1
反应条件
温度    370℃
压力    410KPa
烯烃-WHSV    0.5
无循环
原料组成，Wt.%
氢气    10.7
乙烯    89.3
产物产率
甲烷    0.1
乙烷    1.9
乙烯    11.7
丙烷    7.3
丙烯    5.0
异丁烷    10.6
n-丁烷    4.4
丁烯    7.6
C+ 5碳氢化合物 51.4
C+ 5碳氢化合物性质
R+O辛烷    93.2
比重    0.74
实例2
反应器条件
温度    370℃
压力    1200KPa
烯烃-WHSV    0.4
无循环
原料组成，Wt.%
氮气    65.8
氢气    0.8
乙烯    14.7
丙烯    18.7
产品产量
甲烷    0.1
乙烷    1.4
乙烯    3.6
丙烷    8.9
丙烯    2.8
异丁烷    12.8
n-丁烷    6.0
丁烯    5.7
C+ 5碳氢化合物 58.7
C+ 5碳氢化合物性质
R+O辛烷    93.2
比重    0.74
实例3
反应器条件
温度    370℃
压力    1200KPa
烯烃-WHSV    0.4
循环率Mol/Mole    1.4
原料组成，Wt.%
氮气    65.8
氢气    0.8
乙烯    14.7
丙烯    18.7
产品收率
甲烷    0.1
乙烷    0.7
乙烯    6.0
丙烷    4.7
丙烯    3.0
异丁烷    9.9
n-丁烷    3.6
丁烯    6.3
C+ 5碳氢化合物 65.7
C+ 5碳氢化合物性质
R+O辛烷    90.3
比重    0.73
实例4
反应器条件：
压力，表压    410KPa
烯烃-WHSV    0.4
原料组成，Wt.%
氢气    10.7
乙烯    89.3
反应器温度℃    340    370    400    425
乙烯转化率，wt.%    70.8    88.4    96.5    96.8
产品产率，wt.%
丙烯    5.0    4.8    3.6    3.9
丁烯    9.5    7.4    4.1    3.8
异丁烷    5.9    11.4    15.3    14.4
C+ 5碳氢化合物 43.1 50.9 48.1 42.9
C+ 5碳氢化合物
的研究法辛烷值    89.0    93.4    96.8    98.3
C+ 5加最大潜在炼油烷基化物
含有过量的iC474.3 77.4 65.0 59.9
无iC454.7 73.3 78.2 71.2
实例5
组成，wt.%    气相原料    流出物
H20.9 0.9
C118.7 18.7
C317.2 17.5
C2＝ 15.4 2.1
C36.5 9.2
C3＝ 16.5 1.8
iC43.8 7.9
nC40.8 2.7
C4＝ 3.9 3.1
C+ 53.8 23.6
N210.3 10.3
CO    2.2    2.2
100    100
反应条件
温度，℃    400
压力    1200KPa
烯烃WHSV    0.4

Claims (12)

1、一种将含有不少于2mol%的乙烯以及C2-C3烯烃的总含量为10至40%(重量)的轻烯烃原料，转化为富含C+ 4脂肪族和芳香族碳氢化合物的流化催化方法，包括以下几个步骤：
将反应器中流化床的操作保持在湍动状态，其压力范围在410至2500KPa，温度在315至510℃，采用沸石粒子催化剂，该粒子的表观密度为0.9至1.6g/cm3，氧化硅与氧化铝的摩尔比在20∶1至200∶1的范围内，该催化剂的平均粒径为20至100μm，小于32μm的细粒子约占颗粒总量的10-25%(重量)；
将不含外加丙烷的热轻烯烃气体原料在湍动流动条件下单程向上流经流化催化床，该湍动流动条件提供足以使原料中至少约70%的乙烯转化的反应深度条件；
将流化床保持在湍动操作条件下，进料的表观流速为0.3到2m/s，通过在反应区底部测得平均密度在300-500Kg/m3的范围内的该反应器床层；
回收主要包含C+ 4碳氢化合物的产物，其中异丁烷的含量不少于6%，而且丙烷丙烯的比率在0.2∶1到5∶1之间。
2、按权利要求1的方法，所述催化剂包括具有ZMS-5型结构的硅质金属硅酸盐酸性沸石，以及氧化硅和氧化铝的比率为25∶1至70∶1。
3、按权利要求1的方法，所述的湍动流化床的流化高度为5-20米。
4、在转化条件下，将含有乙烯的轻质烃原料与采用沸石催化剂的流化床接触，从而使该原料连续地转化为重质烃产物的方法，包括如下改进措施;
流化床的平均床层密度（在反应区下部测得的）保持在300-500Kg/m3，垂直反应器筒体内处于湍动流化状态，操作压力为410-2500KPa，操作温度为315至510℃，含有不少于2mol%的乙烯，且总的C2-C3烯烃含量为10-40%（重量）的原料，自下而上流经反应区，而表观气速保持在高于柱塞流破碎的气速，但小于输送气速（对平均催化剂颗粒而言）的范围内，该催化剂颗粒中氧化硅与氧化铝的摩尔比在20∶1到200∶1的范围内;
从反应区取出一部分结焦的催化剂，氧化再生该结焦的催化剂后把它送回反应区，其循环速率应足以使反应深度指数（以碳氢化合物产物中丙烷和丙烯的重量比来表示）保持在0.2∶1到5∶1之间，从而使至少70%的乙烯原料转化。
5、按权利要求4的方法，所述原料气的表观流速在0.3-2m/s（米/秒）范围内，反应温度大约在315-510℃之间，原料的重时空速（基于烯烃当量及总的反应器催化剂装填量）在0.1-5之间，C3-C5的烷烃与烯烃的重量比在0.2∶1到5∶1。
6、按权利要求4的方法，所述催化剂是由表观α值为10-80，平均粒径为20-100μm的中等孔径的Pentasil沸石组成的，反应器催化剂装填量包括10-25%（重量）的具有粒径小于32μm的细颗粒。
7、按权利要求6的方法，所述催化剂颗粒含有5-95%（重量）的、晶体大小为0.02-2μm的ZSM-5型沸石。
8、按权利要求4的方法，所述原料是由C1-C4轻质烃裂解气组成的。
9、按权利要求8的方法，所述烯烃分压不小于50KPa。
10、按权利要求4的方法，所述反应器筒体内部装有垂直的，水平的，或是两者相结合形式的热交换管，用于移去反应热和控制反应温度。
11、在转化条件下，将含有乙烯的轻质烃原料与沸石催化剂的流化床接触，从而使原料连续转化为重质烃产物的方法，包括如下改进措施：
将由C2和轻质烃组成的所述原料，自下而上通过具有湍动反应区的垂直反应器筒体中的流化床，气体表观流速保持在0.3-2m/s（米/秒）之间，从而保持催化剂颗粒处于湍动流动区，该催化剂中的氧化硅与氧化铝的摩尔比在20∶1-200∶1之间;
将在流化床底部测得的平均床层密度保持在300-500Kg/m的范围内，操作压力保持在410-2500KPa之间，温度控制在315-510℃的范围内;
从反应区取出一部分结焦的催化剂，氧化再生该结焦的催化剂后把它送回流化床，其循环速率应足以使反应深度指数（用碳氢产物中丙烷与丙烯的重量比来表示）保持在0.2∶1-5∶1的范围内，从而使至少70%的乙烯原料转化为C+ 4碳氢化合物。
12、按权利要求11的方法，所述催化剂包括具有ZSM-5型结构的硅质金属硅酸盐酸性沸石，以及氧化硅与氧化铝的比为25∶1-70∶1。
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