CN101489662A - 具有级间产物去除的反应器系统 - Google Patents

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Abstract

本发明提供反应器系统(10)，其具有：(1)以液体流动连通方式连接且具有被级间位置(33)分离的至少一对反应器(12a、b)的多个反应器(12)；(2)用于分别向多于一个反应器(12a、b)进口(21)提供反应物进料流的管线(25)；和(3)与级间位置(33)流体连通的分流器(30)，其能够将离开所述一对反应器(12a、b)中一个反应器(12a)的第一部分产物流(32a)导向第一位置(40)，并将第二部分产物流导向所述一对反应器(12a、b)中另一个反应器(12b)的进口(21b)。

Description

具有级间产物去除的反应器系统
技术领域
[0001]本发明大体上涉及具有级间产物去除的反应器系统，且更具体地是涉及具有多个彼此流动连通的反应器床和在一对相邻反应器床之间去除级间产物的分流器的反应器。
背景技术
[0002]世界上大部分的石化工业涉及轻质烯烃原料的生产和其通过聚合、寡聚、烷基化和类似已知的化学反应在众多重要化学品生产中的后续用途。轻质烯烃包括乙烯、丙烯和其混合物。这些轻质烯烃是现代石油化学工业和化学工业必须的构成基础。在当代精炼中，这些原料的主要来源于石油进料的蒸汽裂化。出于包括地理、经济、政治和减少的供应考虑等各种原因，本领域长久以来都在探寻除石油外的来源以提供满足对这些轻质烯烃原料的需求所需的大量原料。因此，研发人员试图用替代进料有效并选择性地生产轻质烯烃，由此减少石油化学工业对石油进料的依赖。众多注意力已经集中在使用烃氧合物(oxygenates)，更具体地是使用甲醇或二甲醚(DME)作为必要替代进料的主要来源的可能性。氧合物特别的吸引人，因为其可以产自于很广泛的原料，例如煤、天然气、回收的塑料、来自工业的各种碳废物流和来自农业生产的各种产物和副产物。从这些类原料生产甲醇和其它氧合物是一类成熟的技术，且其通常包括使用一个或多个如下步骤：(1)通过任一已知技术，通常在蒸汽重整步骤中使用镍或钴催化剂来制备合成气，随后使用相对高压和铜基催化剂来进行已知的甲醇合成步骤；(2)各种有机农产品和副产物的选择性发酵以生产氧合物；或(3)这些技术的各种组合。
[0003]考虑到用于从替代性非石油原料生产氧合物的成熟且已知技术，本领域已经关注用于将氧合物例如甲醇催化转化成所希望的轻质烯烃产物以便获得从氧合物到烯烃(OTO)的方法的不同步骤，。这些产自于非石油基原料的轻质烯烃产物必须达到的一定量和纯度，以便它们在下游工艺中可以与当前使用石油源生产的原料互换。虽然许多氧合物在现有技术中已有讨论，但是用于生产这些所希望的轻质烯烃的两种主要途径的主要焦点是甲醇转化技术，这是因为经商业证明的甲醇合成技术的实用性。对于甲醇向轻质烯烃的转化(MTO)，本领域中已知两种主要技术。US 4,387,263公开了一种使用包含沸石型催化剂系统的催化转化区的MTO方法。’263专利报道了有关使用ZSM-5型催化剂系统的甲醇转化技术的一系列试验。
[0004]US 4,587,373公开了使用类似于ZSM-5的沸石催化剂系统以生产轻质烯烃。’373专利公开了将部分甲醇进料流转向到DME吸收区以使洗涤区小型化。
[0005]US 5,095,163、US 5,126,308和US 5,191,141公开了利用非沸石分子筛催化材料的MTO转化技术。更特别地，这些专利公开了使用金属铝磷酸盐(ELAPO)，且更具体的是硅铝磷酸盐分子筛(SAPO)，且更具体的是SAPO-34。发现此SAPO-34材料在使用甲醇进料时对于轻质烯烃具有非常高的选择性，且因此对于不希望的相应轻质石蜡和较重原料具有非常低的选择性。
[0006]经典的OTO技术生产出主要是乙烯和丙烯以及各种较高沸点烯烃的轻质烯烃混合物。虽然通过将维持在反应区中的条件进行各种调整，经典的OTO方法技术具有将由其回收的主要烯烃产物从乙烯变换成丙烯的能力，本领域长久以来都在探寻从氧合物到丙烯(OTP)的技术，其相对于经典的OTO技术可以提供更高的丙烯产量。对于这种倾向丙烯的变换的驱动力是丙烯市场的发展速度与乙烯市场生长发展的比较。市场中丙烯生产的现有来源主要是基于石脑油、LPG流、丙烷流和其类似物的传统的蒸汽裂化。丙烯的另一主要来源是产自现代精炼中的流化床催化裂化(FCC)烃转化方法。
[0007]US 7,015,369公开了固定床从甲醇到丙烯(MTP)的方法以用于从甲醇和/或DME进料选择性地生产丙烯。此专利申请公开了具有从氧合物到丙烯(OTP)合成部分的流程图，其具有相对氧合物进料平行流动排列的三个反应器，并利用蒸汽稀释剂和氧合物转化催化剂的固定床。反应器以对于第一反应器和第二反应器排出物串联流动排列的方式连接。
[0008]EP-B-1025068公开了使用两个反应区将氧合物进料和包含C4 +烃的副产物馏分转化成乙烯和丙烯。此专利公开了允许独立选择各个区的催化剂和转化条件的两个反应区。此专利公开了使用用于氧合物至轻质烯烃反应区的非沸石分子筛催化剂(例如SAPO-34)和用于辅助反应区的非沸石分子筛催化剂或沸石催化剂(例如ZSM-5材料)，辅助反应区运转将C4 +副产物馏分转化成所希望的轻质烯烃(即C2和C3烯烃)。专利公开了使用用于第一反应区的循环流化床或升管反应，和用于第二反应区的流化床或固定床或固定管反应器。
发明内容
[0009]本发明提供了反应器系统，其具有：(1)以液体流动连通方式连接且具有至少一对被级间位置分离的反应器的多个反应器；(2)用于分别向多于一个反应器的进口提供反应物进料流的管线；和(3)与级间位置流体连通的分流器，其能够将离开所述一对反应器中一个反应器的第一部分产物流导向第一位置，并将第二部分产物流动流导向所述一对反应器中另一个反应器的进口。
[0010]本发明还提供了用于转化进料流的系统，其包括：(1)限定内部空间的反应容器；(2)在内部空间中的用于包含第一催化剂材料的第一环形催化剂室；(3)在内部空间中的用于包含第二催化剂材料的第二环形催化剂室；和(4)具有进口和第一出口和第二出口的管线，第一出口用于将第一部分进料流导向第一环形催化剂室，且第二出口用于引导通过第一环形催化剂室的第二部分进料流并进入第二环形催化剂室。
[0011]本发明还提供了用于将进料流转化成产物流的系统，其包括：(1)限定内部空间的反应容器；(2)在内部空间中的用于引导第一催化剂材料沿着反应容器部分长度流动的第一基本圆柱环形催化剂室；(3)在内部空间中的用于引导第二催化剂材料沿着容器部分长度流动的第二基本圆柱环形催化剂室，第一环形催化剂室同心地位于第二环形催化剂室内；(4)由第一环形催化剂室限定并与其流体连通的第一环形空间；(5)位于第一环形催化剂室和第二环形催化剂室之间的第二环形空间，第二环形空间与第二环形催化剂室连通；和(6)具有进口和第一出口和第二出口的管线，第一出口用于将第一部分进料流导入第一环形空间，且第二出口用于将第二部分进料流导入第二环形空间。
附图说明
[0012]图1是用于将包含氧合物的进料流转化成包含烯烃的产物流的具有级间产物去除的反应器的工艺流程图的示意图。
[0013]图2是具有级间产物去除的六个床同心辐流式反应器的部分垂直横截面的侧视图。
[0014]图3是图2中所示一段反应器的部分垂直横截面的侧视图。
术语和条件定义
[0015]本说明书中使用的如下术语和条件具有如下含义：(1)“部分”流表示具有与整个流有相同组成的等分试样部分或通过从其中去除容易分离的组分得到的部分(例如，如果流包含与流混合的烃，随后在冷凝大部分流后，其包含水性部分和烃部分)；(2)应理解，在显示有从相对低压区向较高压区的流动时存在必要的压缩机和/或泵；(3)在显示有在不同温度运行的区之间的流动时意味着存在必要的加热和/或冷却装置；(4)术语“轻质烯烃”是指乙烯、丙烯和其混合物；(5)术语“重质烯烃”是指分子量大于丙烯的烯烃；(6)“OTP”方法的表述是指用于将氧合物转化成丙烯的方法，且在优选的实施方案中当氧合物是甲醇时OTP方法优选是本文的“MTP”方法；(7)术语“氧合物”是指包含1至10个碳原子的氧取代的脂肪族烃，包括脂肪族醇、醚和羰基化合物(例如醛、酮、羧酸和其类似物)和这些物质的混合物；(8)术语“双功能”是指OTP催化剂催化OTP反应和将C2和C4 +烯烃转化成丙烯需要的烯烃互变反应；(9)术语“高度不饱和烃”是指结构中包含两个或更多个双键或三键的烃；和(10)术语“流化床”是指催化剂的颗粒夹带在液体或气体的加压的流中。
发明详述
[0016]尽管本发明的讨论将就氧合物进料流转化成包含烯烃的进料流进行，应该理解可以使用具有级间产物去除的反应器流程图从其它类型的反应物生产产物。例如，期望反应器能够加工纯烃进料流或氧合物和烃的组合。也期望产物流可以是芳香族化合物和/或烯烃。此外，期望反应器能够加工一种或多种无机反应物。对于OTP方法，进料流包含一种或多种氧合物。在本发明优选的模式中，氧合物包括低级直链或支化醇和其不饱和对应物。更优选地，氧合物包括甲醇、二甲醚(DME)、乙醇、二乙醚、甲醚、甲醛、二甲酮、乙酸和其混合物。在本发明最优选的模式中，进料流包含甲醇或二甲醚或其混合物。
[0017]在OTP转化步骤的优选模式中，在多个连接的反应区中，通过使进料与双功能OTP催化剂在有效的OTP条件下接触，催化并选择性地将氧合物进料转化成丙烯和包含脂肪族部分的副产物烃(例如但不限于甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丁烯、丁烷和少量其它更高碳数的脂肪族化合物)。此OTP转化步骤也形成少量高度不饱和烃(例如二烯和炔烃)和芳烃。稀释剂不是绝对需要的，但其对于保持OTP催化剂的选择性以生产轻质烯烃特别是丙烯是一个有用的选择。稀释剂例如蒸汽的使用可以提供某些设备花费和热效率的优点，以及降低氧合物反应物的分压，因此增加了对烯烃的选择性。利用蒸汽和液体水之间的相变也有利于进料和反应器排出物之间进行热传递，且从产物中分离稀释剂仅需要简单的冷凝步骤即从轻质烯烃产物中分离水。
[0018]因此优选在反应区使用稀释剂以便控制氧合物反应物的分压，以向在此发生的净放热反应提供吸热并使整个反应的选择性倾向于丙烯。适合用于反应区的稀释剂包括氦、氩、氮、一氧化碳、二氧化碳、氢、水、C1至C5石蜡、芳烃和这些物质的混合物。优选的稀释剂是蒸汽、甲烷、芳香化合物和其混合物。优选的稀释剂在反应区的条件中保持相对的惰性。特别优选的稀释剂是蒸汽，因为可以通过冷凝技术相对容易地将其从排出物流中回收。每摩尔氧合物对应的稀释剂的用量范围选自0.1:1至12:1稀释剂，且更通常选自0.1:1至5:1摩尔，以便将氧合物的分压降低到有利于丙烯生产的水平。在本发明优选的模式中，将向一个或多个反应区提供部分包含大量乙烯和少量C2饱和烃的富含乙烯的副产物流。更优选地，将向每个反应区单独提供部分富含乙烯的副产物流。因此，此C2烯烃循环流将向反应区提供饱和C2烃，所以一旦启动一个或多个反应区且C2副产物循环开始，为了达到目标的稀释剂与氧合物摩尔比而必须被加入到所述的一个或多个提供有乙烯的反应区的稀释剂的量将减少。
[0019]对于从OTP转化步骤的排出物回收的重质烯烃副产物流(即C4 +流)的互变，本发明使用任选的分离(或第二)反应区。
[0020]对反应区中所用的转化条件进行谨慎选择以有利于从进料中的氧合物生产丙烯。在本发明优选的模式中，氧合物转化温度是从350℃至600℃。已知此氧合物转化温度范围的较低部分对于某种催化剂有利于丙烯的生产，其较高部分以丙烯的生产为代价有利于乙烯的生产。因此，进入反应区的进口温度优选的范围是350℃至500℃，更优选的范围是375℃至500℃，且最优选的范围是375℃至475℃。
[0021]用在任选的分离互变反应器中的转化条件是温和吸热的，将进入此互变区的进口温度参照OTP反应区中所经历的最高或峰值温度(通常在此区中反应器的出口或接近出口处)设成相对高的值，这是因为OTP反应和C2烯烃互变反应的平衡是强烈放热的。在本发明优选的模式中，进入第二反应区(或如果使用多个反应器则为进入每个反应器)的进口温度比OTP反应区中达到的最高温度要高至少15℃。当将此进口温度设置成比OTP反应区中经历的最高温度高15℃至25℃或更高时，可以获得最好结果。
[0022]可以在互变反应器中使用稀释剂以控制其中所用重质烯烃反应物的分压并为吸热互变反应提供额外的热源。适合的稀释剂可以选自前述的与OTP反应区运行有关的那些稀释剂。优选的稀释剂包括蒸汽、甲烷、作为OTP反应副产物的芳香化合物的混合物，和C6 +烯烃、石蜡和芳香族化合物的混合物，所述芳香族化合物是在一系列OTP反应器中进行的OTP反应的副产物且通常在下游分离设备中被作为富含烯烃的汽油流回收，将通过结合图的讨论对其进行解释。在这些优选的稀释剂中，如果使用高浓度的蒸汽，蒸汽会使在互变反应器中的双功能催化剂有水热失活的风险，但是通常仍使用高浓度的蒸汽，这是因为其具有控制和/或防止在加热器、热交换器和反应器内部中形成焦炭的能力，其容易得到，其从互变反应的产物中容易的可分离性，且因为其可以以大大低于OTP反应区的浓度使用。加入此区的每摩尔C4 +烯烃所对应的用在互变反应区中的稀释剂的量优选是0.001:1至1:1摩尔，且更优选的摩尔比是0.01:1至0.5:1。与OTP反应区的情况不同，值得注意的是由于H2O不是在互变反应器中进行的C4 +互变反应的副产物，通常不用使稀释剂经过此区，因此互变反应器中所用的稀释剂的有效量与加入到其中的量相同。然而，以足以抵消由此引发的吸热互变反应的量向互变反应器中加入一些氧合物属于本发明的范围。
[0023]氧合物向丙烯转化和C4 +烯烃互变的步骤均可以有效地在0.1个大气压(10.1kPa)至100个大气压(10.1MPa)之间的很宽压力(包括进口总压力)范围内进行，但是已知低压条件有利于较轻质烯烃例如丙烯的形成。因此，对于这两个步骤优选使用的进口压力的范围是1至4个大气压(101.3至405kPa)且在136至343kPa(5至35psig)可以得到最好结果。
[0024]反应物与双功能催化剂的接触时间通常相对根据重时空速(WHSV)测量，对于OTP转化步骤，其计算基于进入OTP反应区的氧合物反应物质量的总和加上存在于进料流中或进入第一反应区的任一循环物流中的任一反应性烃原料的质量除以存在于OTP反应区中的双功能催化剂的质量的质量小时流动速率。对于C4 +烯烃互变步骤的WHSV的计算也可以基于进入的C4 +烯烃副产物流的质量总和加上存在于任一循环物流中或所进入的稀释剂流中的任一反应性烃的质量除以存在于第二反应区的第二双功能催化剂的质量的质量小时流动速率。领域的技术人员将认识到反应物与催化剂的接触时间与WHSV成反比，即WHSV增加则接触时间减少，反之WHSV的减少会造成接触时间的增加。在与本发明相关的OTP反应器和互变反应器中使用的WHSV的范围是从0.1至100hr-1，优选的范围是0.5至20hr-1，0.5至10hr-1的范围通常可以获得最好的结果。
[0025]在本发明的一个优选模式中，氧合物向丙烯转化和C4 +烯烃互变的步骤均使用相同的双功能催化剂系统。优选地，双功能催化剂系统具有使氧合物向丙烯转化的能力以及具有使不是丙烯的烯烃向丙烯的互换能力。本领域已知的任何具有催化这两个反应能力的催化材料均是本发明所使用的催化剂中适合的组分。优选的双功能催化剂系统包含分子筛作为活性组分，且更具体地分子筛具有相对小的孔，其特征是不超过与ZSM-5和ZSM-11的10元孔相关的那些孔。本发明中某些有用的分子筛具有平均有效直径小于
Figure A200780026326D0011162522QIETU
的孔。
[0026]煅烧形式的适合的沸石分子筛可以表示为通式：
Me2/nO:Al2O3:xSiO2:yH2O
其中Me是阳离子，x是骨架SiO2与Al2O3的比，且具有从2至无穷大的值，n是阳离子化合价，且y具有2至100或更大的值，且更通常是2至25。
[0027]可以使用的沸石包括菱沸石(也称为沸石D)、斜发沸石、毛沸石、镁碱沸石、丝光沸石、沸石A、沸石P、ZSM-5、ZSM-11和MCM-22。特别优选具有高氧化硅含量的沸石(即那些具有骨架氧化硅与氧化铝比大于100且通常大于150的沸石，氧化硅与氧化铝摩尔比是150:1至800:1可以获得很好的结果)。一种具有ZSM-5结构的如此高氧化硅含量的沸石是硅质岩(silicalite)，本文所用术语包括US 4,061,724中公开的氧化硅多晶型物和US 4,073,865中公开的F-硅酸盐。通过ZSM-11或ZSM-5或其混合物可以获得最好结果。
[0028]用在本发明的两个转化步骤中的最优选的沸石双功能催化剂是ZSM-5或ZSM-11结构形式的沸石，有时在文献中称为具有“五元环(pentasil)型”结构。
[0029]本发明所用的双功能催化剂中有用的非沸石分子筛包括具有适合有效孔尺寸且包含在经验化学组成中的分子筛，在无水的基础上，可以用表示为经验公式：
(ELxAlyPz)O2
其中EL是选自选自硅、镁、锌、铁、钴、镍、锰、铬和其混合物的元素，x是EL的摩尔分数且至少是0.005，y是铝的摩尔分数且至少是0.01，z是磷的摩尔分数且至少是0.01，且x+y+z＝1。当EL是金属的混合物时，x代表存在的元素混合物的总量。优选的元素(EL)是硅、镁和钴，其中特别优选硅。在本发明优选的模式中，非沸石分子筛催化剂是SAPO催化剂，且更优选SAPO-34或SAPO-17。
[0030]在本发明的一个优选模式中，当双功能催化剂是沸石型分子筛催化剂和非沸石分子筛催化剂的混合物时，混合物将包含部分SAPO-34且优选其主要量大于50重量％。在本发明的另一个优选模式中，催化剂系统将包含高度含硅的ZSM-5沸石材料或ZSM-11型材料。
[0031]在本发明的另一个优选模式中，双功能催化剂系统是沸石催化剂和非沸石催化剂的混合物。此混合的催化剂实施方案可以通过以下方法完成，即可使用包含沸石材料的颗粒和包含非沸石材料的颗粒的物理混合物，或可通过将两种材料混入适合的结合基质来配制催化剂以便形成具有本文两种组分的颗粒。
[0032]本发明任选地使用包含前述双功能催化剂颗粒的两个分离反应区。在两个区中所用的双功能催化剂是不同的组合物的情况中，在进行OTP转化和C2烯烃互变步骤的第一反应区中使用的被称为第一双功能催化剂，在进行任选的C4 +烯烃互换步骤的第二反应区中使用的被称为第二双功能催化剂。在本发明的一个优选模式中，使用相同的双功能催化剂在分离的反应区中催化OTP转化和C2烯烃互变步骤和C4 +烯烃互换步骤。
[0033]本发明还包括任选的选择性加氢处理步骤以选择性地对在OTP转化步骤中形成的微量(即转化的氧合物进料的量小于2重量％且通常转化的量是0.01至1重量％)高度不饱和的烃，例如二烯和/或炔烃进行加氢。尽管这些高度不饱和烃不代表丙烯产量损失的主要起因，已经发现它们对于在优选双功能催化剂上的焦炭沉积速率起十分重要的作用。此处理步骤中使用的选择性加氢条件是本领域技术人员已知的条件，其可以有效的将高度不饱和烃转化成相应烯烃，同时最小化或消除任何转化成相应的完全饱和烃的过度加氢。
[0034]本发明的一个优选模式在OTP转化和C2烯烃互变步骤和任选的分开的C4 +烯烃互换步骤中使用移动床技术，以便增强用于丙烯生产的整个方法的选择性。在经典MTO方法中移动床技术的使用是已知的并显示在US 5,157,181中。
[0035]本发明中所用的移动床反应区可以有多种配置方式，例如可以将双功能催化剂颗粒引入到OTP反应区的上部，并使其靠重力加入反应区的整个体积，其中在本发明的优选模式中，双功能催化剂与辐射状流动的进料流相接触；因此，一条或多条液体流的流动方向与催化剂流动的方向相反。在不脱离本发明的范围下，可以设想使进料流或副产物流以相对催化剂移动相反或相同的方向流动。
[0036]更通常地，将双功能催化剂颗粒引入由通过反应器的同心催化剂阻滞筛所限定的一个或多个环形催化剂室中，其中催化剂颗粒向下通过环形催化剂室并从这些反应区的下部被取出。
[0037]在穿过反应器期间，含碳的材料即焦炭在流动穿过反应器时会在催化剂上沉积。含碳的沉积原料会减少催化剂上活性位点的数目，因此会影响整个转化的程度和对丙烯的选择性。因此将部分焦炭化的双功能催化剂从反应器中取出并将其再生以去除至少部分其上的焦炭。在OTP反应区和任选的C4 +互变反应区使用不同双功能催化剂的情况中，可以使用两个分离的移动床再生区以避免在混合时将发生的催化剂颗粒的污染。在优选的实施方案中，使用两种分离的双功能催化剂以利用US 4,498,973中公开的共同再生技术，其中分离且不同的两种催化剂在单独再生区中再生而不存在催化剂颗粒的混合。在第一和第二反应区均使用相同催化剂颗粒的优选情况中，可以将来自这两区的焦炭化的颗粒混合在一起并加入到共同再生区。在所述的最后情况中，向OTP反应区加入至少部分从第二反应区取出的部分焦炭化的催化剂颗粒在本发明的范围之内。当在第一反应区中双功能催化剂对丙烯的选择性由于活性位点被新鲜焦炭沉积所部分覆盖而改善时，这样可以是有利的。
[0038]通过氧化再生从催化剂中去除含碳的原料，其中从反应器取出的催化剂颗粒的移动床与含氧气流在充分的温度和氧气浓度下相接触，以通过燃烧从催化剂中去除所希望量的含碳原料。
附图说明
[0039]通过参考附图对本发明的方法的优选实施方案作出以下描述。为了简化本发明的描述以便于理解，附图不包括加热器、热交换器、冷却器、阀门、控制装置和其它化工领域普通技术人员所熟知的常规项目的标识，除非它们的存在对于理解本发明是必须的。此外，将在包含氧合物的进料流向包含烯烃的产物流转化的内容中对反应器系统将在作出讨论，应该理解的是其它反应物进料流也可以使用，且特别是对于例如石蜡脱氢等需要较小压降的反应。
[0040]图1显示了一个优选的反应器系统10，其具有一个序列的六个反应器12a-12f、氧合物进料流或进料管线14、轻质烯烃循环进料流16、稀释剂进料流18和重质烯烃循环进料流20。尽管显示了六个反应器，实践中可以按期望使用任意数量的反应器，例如从2至20个反应器。进料流14、16和18分出支路，并将其标记为和分出该支路的进料流的数字名称组合的字母符号(例如14a、14b等)。在本发明的优选模式中，通过将进料流分成分离的支路以各自供应给每个反应器12a-12f的进口21a-21f，可以独立地监测和调整各支路进料流的流速。优选地，调整进料流以便每个反应器收到大体相同流速的组合进料流14、16、18和20，其是基于总体积而与每个单独的进料流对总体积的贡献无关。甚至更优选地，每个反应器的进口对于每个单独的进料流也具有的相同流速以在每个反应器的进口大体获得相同的气体混合物。
[0041]尽管图1中的反应器系统10具有对于每个反应器均具有专门支路的进料流14、16和18，但是期望在任何进料流14、16、18和20中对每个反应器可以提供更多数量或更少数量的支路。优选地，进料流14、16、18将与进料流20组合形成组合进料流25。如图1中所示，氧合物进料、轻质烯烃循环物、稀释剂、重质烯烃循环物和第一反应器的下游产物的组合进料流25a-25f的支路可以组合供应给每个反应器12a-12f。
[0042]在本发明的优选模式中，支路数目与反应器数目的比例是从每个反应器对应两条支路至每六个反应器对应一条支路。此外，尽管图1显示了进料流14、16和18具有众多支路，应该理解这仅是具有多于一条支路的进料流的一种优选的组合。期望反应器系统10可以具有从一个进料流至具有多于一条支路的全部进料流14、16、18和20。还期望一个进料流可以具有支路与反应器的第一比例，而第二进料流可以具有支路与反应器的第二比例，其中支路与反应器的第二比例不同于支路与反应器的第一比例。
[0043]在本发明的优选模式中，反应器系统10具有分流器30，其用于将部分产物出口或在两个相邻反应器间(以限定级间位置33)流动的排出物流32a-32e转移至产物回收单元40。在本文中，这有时是指级间产物去除。在本发明的更优选模式中，分流器30包括级间产物去除管线34a、34b，用于引导离开第一反应器的第一部分产物出口32a-32e进入产物回收单元40，且第二部分产物流动流继续流过产物出口32a-32e进入第二相邻反应器的进口。分流器30可以是T-型连接器或其它类型的元件、设备或装置以用于实现将流入的流分成两个流出的流的相同目的。在本发明所示的一个优选模式中，对每两个级间位置提供级间产物去除管线34a、34b，或在这种情况下为每五个级间位置33提供两条级间产物去除管线34a、34b。然而，期望多达在每个级间位置可以提供一条级间产物去除管线34a、34b，或少达在五个级间位置中的一个位置可以提供至少一条级间产物去除管线34a、34b。如图1所示，在第二产物出口32b中来自反应器12b的部分产物被产物去除管线34a所转移，同时在第二产物出口32b中的剩余产物继续进入反应器12c，且在第四产物出口32d中来自反应器12d的部分产物被产物去除管线34b所转移，同时在第四产物出口32d中的剩余产物继续进入反应器12e。
[0044]在本发明的一个优选模式中，分流器30将从在级间位置33的出口32a-32e取出30-75％的产物，且更优选40-70％。分流器可以在上游反应器12a-12e的下游且在进入下游反应器12b-12f之前的级间位置去除产物。当从上游反应器12a-12e中去除产物时可以向下游反应器12b-12f加入相同体积的新进料。因此，下游反应器的尺寸不必大于上游反应器以适应新进料的加入。
[0045]产物去除管线34a、34b和来自最终反应器的产物出口32a-32f串联以向组合的排出物管线36供料，其中组合的排出物管线36与产物回收部分或单元40流体连通。产物回收单元40从排出物的其它排出物组分中分离希望的产物组分(在此实施方案中是丙烯)并将丙烯通过管线42运至储藏罐44。产物回收单元40也从排出物中分离水并将水通过稀释剂循环管线74运入进料流18。产物回收单元40也从排出物中分离乙烯并将循环的乙烯通过乙烯循环管线72运入进料流16。产物回收单元40也从排出物中分离重质烃并将重质烯烃循环流76运入进料流20。
[0046]图1还显示了通过管线101与产物回收单元40相连的任选的重质烯烃互变反应器100。来自反应器100的排出物通过管线102运回到产物回收单元40。
[0047]在本发明的优选模式中，对于进料流14、16、18和20的内容物，氧合物进料流14包含甲醇、二甲醚(DME)、乙醇、二乙醚、甲醚、甲醛、二甲酮、乙酸和其混合物中的一种、一些或全部。在本发明的最优选模式中，氧合物进料流14包含甲醇或二甲醚或其混合物。
[0048]进料流16具有具有少于3个碳的烃，且包括乙烯、乙烷、乙炔和甲烷。最优选地，进料流16主要包含乙烯。优选地，此进料流被分成六份且通过管线16a-16f被送入每个反应器的进口。进料流16在反应系统10的进口处的温度是从50℃至150℃。
[0049]进料流18优选是具有40-200公吨每小时(MTH)流速和8℃至100℃温度的水。在被分成分离支路且经由管线14a-14f通过管线18a-18f分别运至每个反应器的进口前，进料流18被分成六条分离流，每条具有进料流18约六分之一的流速。
[0050]进料流20优选地包含具有大于3个碳或分子量大于丙烯的烃。适合的重质烯烃包括普通、仲、异和叔丁烷、丁烯、戊烷、戊烯、己烷、庚烷、庚烯、辛烷和辛烯；环和二环化合物包括环丁烷、环丁烯、环戊烷、环戊烯、环己烷和环己烯；二烯、芳烃和其它。优选地，此进料流的流速途经第一反应器12a且连续地流入随后的反应器12b-12f，以起到吸热的作用来限制由于反应热引起的温度升高。然而，可以将进料流20分开以向两个或多个反应器提供分离的流速。进料流20在反应系统10进口处的温度应该是200℃至500℃。
[0051]在压力下向每个反应器12a-12f中提供催化剂以接触组合进料流。期望使用本领域已知的这些技术来在压力下向反应器提供催化剂，所述反应器包括：流化床、移动床或间歇式催化剂分配系统。在本发明的一个优选模式中，反应器包含移动床催化剂系统。
[0052]对于反应器12a-12f，催化剂的类型期望使用任何沸石型或非沸石型分子筛催化剂，且更优选地使用沸石型催化剂，且最优选地使用ZSM-5或ZSM-11或其混合物。
[0053]图2和图3显示了反应器系统10的一种优选模式，其具有带有外壁52的反应容器50。反应容器50具有三个反应器部分，即第一反应器部分50a、第二反应器部分50b和第三反应器部分50c，并通过位于三个堆叠的反应器部分之间的级间位置的管线34a、34b进行级间产物的去除。每个反应器部分50a、50b、50c包含构成反应器12a-12f的两个同心放置的催化剂床56、58。反应器部分50a安置有反应器12a、12b(图3)，反应器部分50b安置有反应器12c、12d，且反应器部分50c安置有反应器12e、12f。
[0054]管线25中的组合进料流接收来自管线14的氧合物进料流、来自管线16的轻质烯烃循环进料流、来自管线18的稀释剂进料流和来自管线20的重质烯烃循环进料流。管线25中的组合进料流向进料流管线25a-f提供进料，而进料流管线25a-f分别向进口21a-f供应部分组合的进料。此外，图2显示进料流16、18和20在位置110处可以以任何希望的组合方式组合在一起，并通过热交换器112。部分或全部进料流16和18可以通过旁路管线16’和18’绕开热交换器。然而，希望进料流20通过热交换器112以便流可以具有适合的温度以在反应器中起到吸热的作用。
[0055]反应系统10具有限定内室54的外壁52。垂直延长通过每个反应器部分50a、50b、50c的内室54且例如在图3中显示为反应器部分50a的是包括反应器12a的第一环形催化剂室56a和包括从第一环形催化剂室56a轴向向外隔开的反应器12b的第二环形催化剂室58a。第一环形催化剂室相对于第二环形催化剂室58a同心放置，且环形催化剂室56a、58a可以是圆柱形的。第一和第二环形催化剂室56a、58a引导并包含通过反应器系统10的催化剂材料的流动。
[0056]第一环形收集室60位于第一和第二环形催化剂室56a、58a之间，且第二环形收集室62相对于第二环形催化剂室58a同心放置且将第二环形催化剂室58a的外壁63与外壁52的内表面分开。第一和第二环形催化剂室56a、58a可以容纳流化床或移动床式催化剂流动系统。第一和第二环形催化剂室56a、58a分别具有外壁63和内壁65。外壁63和内壁65应该具有穿孔以使液体例如组合进料流25的通道穿过壁，同时包含并引导微粒材料例如催化剂流动通过反应器系统10的希望的部分。外壁63和内壁65可以从网孔、多孔或筛样材料构建。尽管显示的实施方案是向内辐射流动，但也期望向外辐射流动。
[0057]第一，第三和第五部分组合进料流25a、25c和25e离开第一、第三和第五出口并分别进入第一、第三和第五进口21a、21c和21e，并在分别进入环形催化剂室56a、56b和56c前导入中心管70。图3是这种排列最佳视图，其仅显示了第一反应器部分50a的排列。如图3所示，中心管70共轴置于反应器部分50a的第一环形催化剂室56a内，且中心管70接收来自于进口21a的第一部分组合进料流25a。中心管70由液体可渗透的壁限定，因此进料可以辐射地排出到第一环形催化剂室56a而没有催化剂透过中心管70的壁。第一部分组合进料流25a进入进口21a且通过导管22(优选弯曲并延伸通过分配歧管23)导入中心管70，且随后辐射向外流动通过内壁65进入第一环形催化剂室56a并在此与任何催化剂接触以提供第一产物。第一产物通过外壁63离开，随后流入第一环形收集室60。
[0058]第二，第四和第六部分组合进料流25b、25d和25f离开第二、第四和第六出口并分别进入第二、第四和第六进口21b、21d和21f，并在进入第一环形收集室60前导入分配歧管23。以图3的第一反应器部分50a为示例性参考，将来自第一环形催化剂室56a的第一产物与第二部分组合进料流25b在第一环形收集室60中混合，并通过内壁65进入第二环形催化剂室58a并与此处的催化剂接触以产生第二产物。第二产物通过外壁63，随后进入第二环形收集室62并最终通过反应器出口喷嘴53离开反应器进入第一产物出口32a。每个反应器部分50a、50b、50c中的此流程图是相同的。反应器部分50b包含第三环形催化剂室56b和第四环形催化剂室58b，且反应器部分50c包含第五环形催化剂室56c和第六环形催化剂室58c。
[0059]图2中显示了两个分流器30，其中第一分流器30a位于第一产物出口32a且第二分流器30b位于第二产物出口32b。分流器30a、30b靠近各自的反应器出口喷嘴53。在本发明的一个优选模式中，分流器是具有与产物出口32b、32d流体连通的进口的T-型管连接，且T-型管具有两个出口，一个出口31a与管线34a、34b流体连通且另一出口31b与下一个反应器12流体连通。在本发明优选的模式中，每个出口31a、31b具有与其相连的阀门以控制通过其的排出物的流速。优选地，第一部分第二产物出口32b导入下一个反应器部分(50b或50c)，且第二部分通过管线34a、34b导入产物回收单元40。产物回收单元40将使用本领域已知的技术和装置从其它烃和任何稀释剂例如水中分离丙烯，并通过管线42将希望的产物例如丙烯转移到储存罐44。
[0060]在反应器系统10的优选模式中，产物回收单元40也能够将排出物管线36中组合的产物流分离成分离排出物流，即乙烯循环物管线72、稀释剂循环物管线74和重质烯烃循环物流76。所述流返回到如上所述的反应容器50。
[0061]图2也显示了任选的选择性加氢反应器或反应器100或加氢反应器和互变反应器。如上所述，任选地提供选择性加氢反应器以对OTP转化步骤中形成的少量的高度不饱和烃例如二烯和/或炔烃进行选择性地加氢。以上讨论了所述加氢反应器的操作。
[0062]优选地，互变反应器能够将具有少于3个碳原子或4个碳原子或更多碳原子的非丙烯烃转化成丙烯。也期望反应器100是用于将C4 +烯烃馏分裂化成C2和C3烯烃的烯烃裂化反应器。反应器100优选使用移动床、流化床、或间歇式反应器系统。此外，任选的反应器100使用催化剂，更优选双功能催化剂且更优选沸石型分子筛催化剂、非沸石型分子筛催化剂或沸石型分子筛催化剂和非沸石型分子筛催化剂的混合物。在本发明的一个优选模式中，任选的反应器100使用与反应容器50中相同的催化剂，且更优选是共享相同的催化剂系统和相同的催化剂再生器(未显示)。上文对烯烃互变反应器进行了详细地讨论。
[0063]图2还显示了管线101将来自产物回收单元40的适当的馏分输送至反应器100。在管线102中的互变排出物从任选的反应器100转移至产物回收单元40。
[0064]图3显示了具有末端壁80的反应器部分50a，其中末端壁80具有环形通道115，以使来自相邻反应器即反应器部分50a的催化剂材料通向反应器部分50b，并且从反应器部分50b通向反应器部分50c。然而，末端壁80防止中心管70中的任何组合进料流25的流动，以及防止环形收集室60、62中的进料和产物从一个反应器部分转移至另一个反应器部分。因此，末端壁80封闭进口或中心管70和环形收集室60、62，但允许催化剂向下通过环形催化剂室56a、58a。因此，催化剂可以继续在反应器部分56a-56c之间移动，并循环至催化剂再生器以再循环回反应器部分56a-56c。最可行的是从反应器部分56c的底部去除废催化剂，并将再生催化剂返回至反应器部分56a的顶部。附图中未显示再生器和再循环装置。球形催化剂是用于移动催化剂床反应器中的优选形状。
[0065]图2的反应器系统提供了减少已知发生在其它反应器系统中的压降并增加丙烯的产量的优点。以下实施例显示，具有连在一起的、每个反应器具有两个催化剂床的三个反应器的计算机模拟比具有六个分离的、每个具有单一的催化剂床的反应器的反应器系统具有显著更低压力下降。
实施例1
[0066]进行具有三个反应器单元的OTP反应器系统的计算机模拟，其中每个反应器单元具有两个反应器床(基本如图2和图3所示)。表1显示了设定的进料流14、16、18和20的流速。
表1
 
进料流 流速，公吨/每小时
14 188
16 48
18 45
20 110
[0067]将以上所示的进料流分开并供应给每个反应器，并以总进料流25进入每个反应器的方式设置产物去除管线34a、34b，和每个反应器的出口温度，如表2所示。
表2
 
反应器 反应器的总进料，公吨/每小时 反应器的出口温度，℃
12a 184 490
12b 252 490
12c 135 490
12d 174 490
12e 116 490
12f 155 501
来自每个反应区出口温度的偏差是最小的。
[0068]计算通过每个反应器和相应管道的压降。通过系统的总的压降是8.9psi，且对于全部反应器的平均出口压力是10.8psig。
实施例2
[0069]进行如图1所示的具有六个彼此相连的反应器的OTP反应器系统的计算机模拟，且每个反应器具有单一催化剂床。表3显示了设定的进料流14、16、18和20。
表3
 
进料流 总流速，公吨/每小时
14 188.6
16 52
18 45.1
20 110
[0070]如上所示的进料流被分开进入每个反应器12a-12f，并以总进料流25进入每个反应器的方式设置产物去除管线34a、34b，和每个反应器的出口温度，如表4所示。
表4
 
反应器床编号 反应器的总进料，公吨/每小时 反应器的出口温度，℃
12a 187 490
12b 256 490
12c 135 490
12d 175 490
12e 116 490
12f 154 497
[0071]计算通过每个反应器和相应管道的压降。通过系统的总的压降是16.9psi，且对于全部反应器的平均出口压力是14.5psig。保持出口温度，反应器间温度变化最小，但是图1的实施方案中压力和压降要比图2和图3的实施方案中更大。通过实施例1的系统的更低的压降和实施例1的系统的更低的操作压力是理想的，且其表现出同心流动反应器优于串联的传统反应器的一些优点。

Claims (10)

1、反应器系统(10)，包括：
以液体流动连通方式连接且具有至少一对被级间位置(33)分离的反应器(12a、b)的多个反应器(12)；
用于分别向多于一个多个反应器(12a、b)进口(21a、b)提供反应物进料流的管线(25)；和
与级间位置(33)流体连通的分流器(30)，其能够将离开所述一对反应器(12a、b)中一个反应器(12a)的第一部分产物流(32a)导向第一位置(40)，并将第二部分产物流导向所述一对反应器(12a、b)中另一个反应器(12b)的进口(21b)。
2、权利要求1的反应器系统(10)，其中多个反应器(12a、b)的第一反应器(12a)包括第一环形催化剂室(56a)，多个反应器(12a、b)的第二反应器(12b)包括第二环形催化剂室(58a)，且第一环形催化剂室(56a)同心地位于第二环形催化剂室(58a)内。
3、权利要求2的反应器系统(10)，还包括位于第一环形催化剂室(56a)和第二环形催化剂室(58a)之间的第一环形收集室(60)，和在第二环形催化剂室(58a)附近限定的第二环形收集室(62)。
4、权利要求2的反应器系统(10)，其中来自第一环形催化剂室(56a)的排出物(32a)供入第二环形催化剂室(58a)。
5、权利要求3的反应器系统(10)，其中进料管线(25)与第一进口(21a)流体连通进入第一环形催化剂室(56a)并与第二进口(21b)流体连通进入第二环形催化剂室(58a)。
6、权利要求1的反应器系统(10)，其中所述第一位置是能够分离产物组分的产物回收部分(40)。
7、权利要求2的反应器系统(10)，其中多个反应器(12)的第三反应器(12c)包括第三环形催化剂室(56b)，多个反应器(12)的第四反应器(12d)包括第四环形催化剂室(58b)，且催化剂可以从第一环形催化剂室(56a)流入第三环形催化剂室(56b)，和从第二环形催化剂室(58a)流入第四环形催化剂室(58b)。
8、权利要求7的反应器系统(10)，其中进料管线(25)向包括与所述第一环形催化剂室(56a)流体连通的液体可渗透的壁(65)的管(70)提供进料。
9、权利要求8的反应器系统(10)，进料管线(25)还向与所述第二环形催化剂室(58a)流体连通的分配歧管(23)提供进料。
10、权利要求9的反应器系统(10)，其中管(70)延伸通过分配歧管(23)。
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