CN109311794B - 糖的热解碎裂 - Google Patents

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Abstract

公开了一种以大规模和节能的方式从糖生产含氧化合物的方法，其中将糖原料引入到包括载热颗粒的流化流的热解碎裂反应器中。在冷却碎裂产物之前，可以将载热颗粒与流化流分离，并且可以将其引导至再热器以对颗粒进行再加热并将经加热的颗粒再循环至碎裂反应器。

Description

糖的热解碎裂
技术领域
本发明涉及将糖原料转化为C1-C3含氧化合物产物的方法和适于执行该方法的系统。该方法和系统适于工业应用，并且该方法可以作为大规模连续方法进行。
发明背景
生物质作为原料受到特别的关注，因为其具有作为原料补充并可能替代石油以制备商业化学品的潜力。近年来，已经研究了各种用于开发生物质的技术。碳水化合物占生物质的很大一部分，并且正在发展多种策略以使其有效用作制备商业化学品的原料。这些策略包括各种基于发酵的过程、热解和其他不同的过程，例如氢解或加氢甲酰化或酸催化脱水。
由生物质产生的化学品的实例包括：替代天然气；生物燃料，例如乙醇和生物柴油；食品褐变材料；和商业化学品，例如二醇(乙二醇和丙二醇)、酸(乳酸、丙烯酸和乙酰丙酸)和各种其他重要的化学中间体(环氧氯丙烷、异戊二烯、糠醛和合成气)。
在热解领域内，已经致力于使用基于固体生物质和其他纤维素材料的原料来生产上述化学品。
已经进行了一些努力以使用糖作为原料来生产食品褐变材料，其包含大量的乙醇醛(也称为羟基乙醛)作为关键的褐变剂。
US 5,397,582和相应的WO 92/17076(Underwood)描述了通过将糖和/或淀粉注入到两种可备选类型的气-固接触反应器中来制备用于使食品材料褐变的“液体烟雾”的方法。一种反应器类型是“下行”类型，其中糖与热载体(例如砂)接触以产生热解产物；另一种是上流型流化床反应器。在后一反应器中，将原料注入到砂形式的热载体颗粒中。在热解碎裂期间，形成产物蒸汽。将产物蒸汽和废的热载体颗粒的流转移到两个连续的外部旋风分离器中，并将得到的蒸汽流冷凝。将包含炭残余物的热载体颗粒从第一级旋风分离器再循环到碎裂反应器的底部。产物蒸汽的停留时间为0.03至2秒，碎裂温度为400-1000℃，并且在小于0.6秒内发生热解蒸汽骤冷至小于300℃。不清楚用于再加热废的热载体颗粒的热量是如何提供的。在该装置中在550℃下热解粉末状淀粉提供热解液，其中回收的一半有机物是乙醇醛。
US 7,094,932(Majerski)描述了通过将糖(特别是葡萄糖)的水溶液热解碎裂成具有高浓度乙醇醛的热解产物来生产食物褐变成分的方法。该方法使用紧密的砂粒流化床(也称为鼓泡床)。将包含25-99％的水的葡萄糖溶液引入到反应器床中并在500-600℃的温度下反应。建议反应器中的停留时间为0.1-5秒。通过电加热提供热量。将气态反应产物在表面冷凝器中冷凝。冷凝的液体碎裂产物中的乙醇醛的产率以质量计为进料至反应器的糖的至少50重量％。液体碎裂产物包含C1-C3含氧化合物，其包括甲醛、乙醇醛、乙二醛、丙酮醛和丙酮醇。该反应的主要产物是乙醇醛，并且已经实现了高达85-89％的糖进料的冷凝物中的碳回收率。在US 7,094,932的实施例6中，通过将含有50％的右旋糖一水合物(葡萄糖)的进料以7.3kg/hr进料至与上述相同类型的更大装置中，对该方法进行了放大，得到66％的乙醇醛产率。该系统中的停留时间为2-3秒，且温度为530-560℃。热量仍由电力提供。
WO 2014/131764描述了一种通过在表面积高达600m2/g的流化床材料存在下且在低于700℃的温度下使糖溶液经受热解而从糖溶液生产乙烯酮的方法。流化床材料是二氧化硅，且停留时间为50-150ms。
Underwood和Majerski两者都提出了用于生产富含乙醇醛的产物的系统，其通过在使用砂粒作为热载体并且具有短的停留时间的反应器中使糖进行热解，以提供糖至乙醇醛的高转化率。然而，所建议的系统不适合通过热解碎裂将糖以工业规模转化为富含乙醇醛的C1-C3含氧化合物混合物。
流化床反应器用于处理各种原料。它们可以在多种不同的流化方案中进行操作。根据所讨论的原料和要获得的期望化学品来选择优选的方案，这产生了用于流化床反应器的大量不同的反应器构造。
为了通过热解将生物质转化为生物油，已经研究了几种反应器构造，例如，密相(即鼓泡流化床)和稀相(即提升管)反应器以及完全不同的反应器类型，例如烧蚀热解反应器。
WO 2012/115754描述了一种热解方法，其中将固体生物质(例如木材或其他植物衍生材料)和固体热载体(例如砂)在提升管反应器的底部混合并经受热解条件，以提供热解流出物。将热解流出物引导至旋风分离器，在那里将其分离成(1)富含固体的部分，其包含固体炭和固体热载体的再循环部分；和(2)包含热解产物的固体贫化部分。热解产物包括粗的热解油和其他有价值的化学品，例如羧酸、酚类和酮类。将富含固体的部分导入到再热器反应器中，该反应器包括热载体颗粒的流化床，其中固体炭副产物在含氧气体的存在下燃烧，并添加骤冷介质以降低再热器反应器中的温度。将再加热的固体热载体再循环到热解提升管反应器中，其中热载体颗粒又将热量传递给热解反应混合物以驱动热解反应。将蒸汽热解产物冷却并回收。
流化床的其他应用是用于烃的催化裂解或热裂解。催化裂解可以通过流化催化裂解(FCC)方法进行，其中高沸点的石油馏分被转化为相对较轻的产物，例如汽油。热裂解的实例是流体焦化工艺(其中重油馏分即沥青被转化成瓦斯油)或热裂解工艺(其中石脑油被转化成乙烯和丙烯)。这些裂解过程主要在循环流化床系统中进行。
在US 5,302,280(Lomas)中描述了一种这样的适于裂解轻质和重质FCC原料的装置。所述系统包括用于通过使用催化剂使原料裂解的提升管反应器。裂解后，将催化剂颗粒与蒸汽分离并输送到再生器反应器中，并使蒸汽骤冷。使催化剂颗粒在紧密流化床中与含氧气的流接触，导致残余焦炭的燃烧，其为催化剂提供热量，并从催化剂颗粒中除去焦炭。
因此，正在开发C1-C3含氧化合物产物的新用途，并且预期对于这些产物的需求增加。这种含氧产物可以例如通过使含氧化合物产物经受氢化来用于生产乙二醇和丙二醇(参见例如WO 2016/001169)，或者用于清除硫化氢，如WO 2017/064267中所述。然而，可以设想许多其他用途。据我们所知，不存在实际上适于以高产率将糖大规模热解转化为富含乙醇醛的混合物的任何系统或工艺。
因此，仍然需要一种高产率的和改进的适于大规模生产的由糖来制备C1-C3含氧化合物的方法，以及用于这种方法的系统。
发明内容
本发明人希望从可持续来源以高纯度和高产率和效率来生产C1-C3含氧化合物，并且本发明人已经发现，可用于进行可持续来源的热解碎裂(热解)的方法和系统具有各种缺点，使得它们不适于工业规模中的此类用途。
本发明人现已发现一种以工业规模生产高纯度C1-C3含氧化合物的方法。该方法包括在碎裂反应器中进行糖溶液的热解碎裂，其中载热颗粒的流化床接收糖溶液并转移至提升器型反应器中，从产物流中除去大部分颗粒，随后使产物流骤冷，将除去的颗粒转移到再热器反应器中以进行加热并将经加热的颗粒再循环到碎裂反应器中。这种方法产生了一种高能效的方法，并且还提供了非常高产率的C1-C3含氧化合物。本发明人还发现，当糖是原料时，载热颗粒的再加热需要从外部源供热，并且有利的是在单独的反应器中进行再加热。
根据本发明的一个方面，提供了一种将糖热解碎裂成C1-C3含氧化合物的方法，所述方法包括以下步骤：
a)提供携带热量并适于流化的颗粒；
b)提供流化床碎裂反应器，其包括提升管并适于进行热解碎裂和适于使颗粒的流流化；
c)提供包含糖的原料溶液；
d)在热解碎裂发生后，以足以将温度维持在至少250℃，例如至少300、350、400或450℃的速率将颗粒引入到反应器中；
e)将原料引入到流化的颗粒流中以获得糖的热解碎裂以产生颗粒密集的碎裂产物；然后
f)将一部分颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离，以产生颗粒贫化的碎裂产物；
g)将颗粒贫化的碎裂产物骤冷至少50℃，使得从将原料引入到含有颗粒的流化流中到进行骤冷，气体的平均停留时间为最多5秒，例如最多3秒，例如最多2、1、0.8或0.6秒；以及
h)回收粗的碎裂产物；
i)将步骤f)中分离的颗粒转移到再热器中进行加热；以及
j)将经加热的颗粒再循环到碎裂反应器中。
这种方法的优点是提供了一种能量有效的生产粗的碎裂产物的方法，该方法具有高产率的C1-C3含氧化合物和低含量的不想要的副产物。这是通过本发明的特征的组合获得的，这些特征包括使用糖溶液作为原料、高的传热速率、短的碎裂产物蒸汽停留时间、在使碎裂产物蒸汽骤冷之前的第一颗粒去除、在第一分离之后的碎裂产物蒸汽的快速骤冷以及在外部再热器中再加热颗粒。该方法确保了高的能量效率，并且适用于大规模生产C1-C3含氧化合物以例如用于进一步加工成乙二醇和丙二醇。该方法适于连续生产C1-C3含氧化合物。
载热颗粒例如通过与另一反应器中的热气体直接接触而在碎裂反应器外部的加热器中进行加热，随后被引入到碎裂反应器中。将颗粒加热到足以将热量从颗粒加热器传送到碎裂反应器中的温度，以适应向糖溶液的热量传递，该热量足以使糖发生热解碎裂和获得包含大部分的C1-C3含氧化合物的碎裂产物流。可以将流化床内的颗粒流调节至原料流，以便向原料提供所需的热量。具有高热容量的材料颗粒需要比具有较低热容量的材料颗粒更低的质量流率。在根据本发明的一个实施方案中，将步骤a)的颗粒以至少10kg/s的质量流速，优选以10-1000kg/s的质量流速，引入到碎裂反应器中。
在本发明的上下文中，碎裂产物是指由糖的热解碎裂产生的蒸汽流。颗粒密集的碎裂产物是指在第一颗粒分离之前的碎裂产物并且其包含更高负载的颗粒，而颗粒贫化的碎裂产物是指在第一颗粒分离之后的碎裂产物并且其包含更少的颗粒。粗的碎裂产物是指从碎裂反应器中回收的流，其中已去除一部分颗粒。
颗粒优选地选自砂、二氧化硅、玻璃、氧化铝、钢和碳化硅。
优选地，颗粒的平均粒度为20-400μm，例如20-300、20-200或20-100μm。
流化床反应器是一种反应器，其容纳被流化气流流化的颗粒的床，该流化气流通常在反应器的底部引入。与颗粒的物理性质相结合的流化气流的速度和物理性质调节床内颗粒的流化状态。通常认为，紧密床/湍流床/鼓泡床在反应器内具有0.1-2m/s的流化气流的表观速度。通常认为快速床(或提升管/输送反应器)在反应器内具有3-22m/s的流化流的表观速度。然而，确切的速度范围取决于颗粒和流化气体的物理性质，并且本领域技术人员可以通过实验或计算确定。
在本发明中，热解裂解在以快速流化方案操作的流化床反应器(即提升管型反应器)中进行。通常，提升管是垂直延伸的反应器，其在下部包括流化流入口、颗粒入口和原料入口，并且其中颗粒入口被布置在流化入口的下游，并且原料入口被布置在颗粒入口的下游。为了本发明的目的，颗粒可以在颗粒入口和原料入口之间的区域中形成密相流化床。可以省去流化流并因此省去流化流入口。例如，原料可以在载热颗粒之后立即引入，并因此用作流化流。
碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒温度优选为至少300℃，例如至少400、450、500、550、600或650℃。
优选地，颗粒入口处颗粒的温度在300-800℃的范围内，例如在400-800℃或450-650℃的范围内。
可以在引入载热颗粒之后的任何点引入原料。当原料遇到载热颗粒时，形成蒸发区，其中溶剂蒸发并且开始由糖碎裂产生气态产物。这导致气体的表观速度增加，从而夹带载热颗粒。因此，在原料入口的下游，载热颗粒和原料在蒸发区上方形成快速床，其可以被称为提升管。根据本发明的一个实施方案，原料入口被布置在提升管的下部。
在根据本发明的一个实施方案中，碎裂反应器包括在提升管下游的第一颗粒分离器，以将一部分颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离。第一颗粒分离器在其被置于紧随提升管之后的情况下可以被称为提升管终端。当在冷却或骤冷碎裂产物流之前包括第一颗粒分离器时，优点在于，在碎裂产物流的冷却期间可以避免部分载热颗粒的冷却，结果是在该过程中避免了不必要的热损失。
在本发明的一个实施方案中，大部分载热颗粒在第一颗粒分离器中分离。因此，通过第一颗粒分离器将大于50重量％，例如至少60、70、80、90、95或甚至99重量％的载热颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离。第一颗粒分离器优选是改变方向的分离器。这种类型的分离器快速地将碎裂产物与颗粒分离，从而使骤冷更快速地进行，并因此使暴露于热的碎裂产物最小化，并且由此减少了碎裂产物中含氧化合物混合物的降解程度以及进一步的反应。由此实现的原料的快速加热和碎裂产物的快速冷却是非常有利的，因为碎裂产物中的含氧化合物暴露于热并因此暴露于热降解的平均时间非常短，而引入到反应器中的糖的主要部分暴露于足够的热，以进行热解碎裂。
因此，气体从原料入口到骤冷的平均停留时间为0.01至5秒，例如0.01至3、0.1至1或0.3至0.8秒。为了使被引入到反应器中的大部分糖暴露于足够的热以进行热解碎裂，所需的在提升管内的平均停留时间取决于来自颗粒的传热速率。该传热速率取决于诸如入口处的颗粒温度、颗粒的热容量、糖溶液的溶剂等因素。颗粒的速度和反应器设计可以适应于为热解碎裂提供足够但不过量的热量。使用该装置可以实现的原料加热速率非常高并且高于每秒1000℃。在骤冷之前将载热颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离的优点是可以回收载热颗粒的剩余热量。
在根据本发明的一个实施方案中，来自碎裂反应器的产物气体在它们被转移到再热器之前从颗粒中提取出来。这可以进一步提高产物产率。
在根据本发明的一个实施方案中，反应器包括在第一颗粒分离器下游的骤冷。在分离一部分载热颗粒后进行骤冷的优点是损失的能量较少。这改善了该过程的能量效率。此外，当存在较少的载热颗粒时，碎裂产物流的骤冷进行得更快并且需要更少的能量传递。优选地，通过将来自碎裂反应器的下游工艺的液体(例如水或再循环流)引入到颗粒贫化的碎裂产物中来进行骤冷。该液体可以是在热解碎裂下游回收的中间产物或最终产物。这进一步改善了能量效率。或者，骤冷可以通过间接热交换或通过使较冷颗粒进入颗粒贫化的碎裂产物来进行。优选地，颗粒是与用作载热颗粒的颗粒相同类型的颗粒，不同之处仅在于其更冷。这样做的一个优点是，颗粒可以进入颗粒再循环流并形成它的一部分。可以将液体注入或喷雾(例如通过碎裂反应器内的喷嘴)到颗粒贫化的碎裂产物中。
在根据本发明的一个实施方案中，将颗粒贫化的碎裂产物骤冷至低于450℃，例如低于400、350或300℃的温度。
糖的热解碎裂是吸热反应，这主要是由于原料的蒸发。因此，如果不提供额外的热量，则载热颗粒将在该过程中损失一些热量。根据本发明的一个实施方案，碎裂反应器的颗粒入口和颗粒出口之间的颗粒的温度差异为10-600℃，例如50-250℃。根据本发明的另一个实施方案，在碎裂反应器的颗粒出口处的载热颗粒的温度为250-700，例如300-600或350-550℃。
在第一颗粒分离器中从颗粒密集的碎裂产物中分离的载热颗粒被转移到再热器中，将该载热颗粒在其中加热并随后再循环到碎裂反应器中。载热颗粒的这种外部加热具有以下优点：热源不会影响热解碎裂反应。因此，它允许这样的加热过程，其包括在过量氧气存在下的燃烧以提供热量来驱动吸热反应，且氧气不会影响糖的过度氧化。
在根据本发明的一个实施方案中，再热器包括用于加热载热颗粒的加热室和用于加热的源。根据本发明的一个实施方案，再热器是包括提升管的流化床反应器。
优选地，载热颗粒的再热器出口温度为300-800℃，例如400-800、400-700或500-700℃。
碎裂反应器可以包括在骤冷下游的第二颗粒分离器。这是为了除去任何残留的载热颗粒以获得更纯的碎裂产物。除去尽可能多的颗粒减少了下游过程的磨损和干扰。在本文中，“除去”旨在表示“减少…的量”。此外，分离的载热颗粒可以被转移到再热器中。或者，在第二颗粒分离器中除去的已经暴露于冷却的载热颗粒可以进一步被冷却并用作碎裂反应器中的骤冷颗粒。
使用载热颗粒为热解碎裂提供热量的一个优点是，碎裂反应器不再需要包括在反应器内部或表面上的用于加热的装置。然而，这并不意味着碎裂反应器不能包括这种加热装置。由于若干原因，使用颗粒来提供用于糖的热解碎裂的热量是有利的。例如，颗粒具有大的表面积，以适于向大量糖的传热。即使该过程被放大，这些优点仍然适用。事实上，足够的传热不太可能限制根据本发明的方法的产率。
步骤c)的原料溶液包含糖。在本发明的一个实施方案中，原料溶液是糖的水溶液。在本发明的上下文中，“糖”意指包含一个或多个C6和/或C5糖单元的碳水化合物，其主要以单糖和/或二糖的形式存在。在根据本发明的一个实施方案中，糖选自蔗糖、乳糖、木糖、阿拉伯糖、核糖、甘露糖、塔格糖、半乳糖、葡萄糖和果糖；或其混合物。糖也可以是糖浆的形式。葡萄糖的热解碎裂提供高产率的乙醇醛。因此，当期望以高产率生产乙醇醛时，优选包含葡萄糖单元的糖。
根据本发明的另一个实施方案，将原料溶液以包含至多90重量％的糖的水溶液的形式引入至流化床反应室中。根据另一个实施方案，将原料溶液以包含10％至90重量％的糖，例如30％至80重量％，或40％至70重量％的糖的水溶液的形式引入至流化床反应室中。
在根据本发明的方法中产生的C1-C3含氧化合物主要由甲醛(C1)、乙醇醛(C2)、乙二醛(C2)、丙酮醛(C3)和丙酮醇(C3)组成。然而，对于大多数用途，C2-和C3含氧化合物是最有价值的产物。从根据本发明的方法回收的粗的碎裂产物包含那些C1-C3含氧化合物的混合物。这可以互换地被称为C1-C3含氧化合物混合物、C1-C3含氧化合物产物和C1-C3含氧化合物。在本发明的一个实施方案中，碎裂产物富含乙醇醛，这意味着C1-C3含氧化合物混合物的至少50重量％，例如至少60重量％或70重量％是乙醇醛。在本发明的另一个实施方案中，C1-C3含氧化合物混合物的至少50重量％，例如至少60重量％、70重量％或80重量％是乙醇醛或乙二醛。在本发明的另一个实施方案中，C1-C3含氧化合物混合物的至少3重量％，例如至少5重量％或7重量％是丙酮醛。在本发明的另一个实施方案中，C1-C3含氧化合物混合物的至少3重量％，例如至少5重量％或7重量％是丙酮醛或丙酮醇。
根据本发明的方法适于C1-C3含氧化合物的大规模生产。因此，基于干糖的重量，每个反应器每年处理大于1,000吨，例如每个碎裂反应器每年处理大于5,000、10,000、50,000、100,000或1000,000吨的糖量是合适的。
根据本发明的方法和设备具有确保C1-C3含氧化合物的组合碳产率高于60摩尔％，例如高于70、75或80摩尔％的优点。由于C2和C3含氧化合物通常比C1含氧化合物更有价值，因此希望获得高产率的C2-C3含氧化合物。根据本发明的一个实施方案，C2-C3含氧化合物的组合碳产率高于60摩尔％，例如高于70、75或80摩尔％。根据本发明的另一个实施方案，C2含氧化合物的组合碳产率高于50摩尔％，例如高于60、70、75或80摩尔％。根据本发明的另一个实施方案，乙醇醛的碳产率高于50摩尔％，例如高于60、70、75或80摩尔％。
根据本发明的一个方面，再热器是提升管型反应器(也称为“提升管”)。使用这种类型的再热器的一个优点是，可以快速地再加热大量的颗粒，并且可以将燃烧反应与载热颗粒的加热分开。将载热颗粒通过颗粒入口引入并在再热器提升管内加热。经加热的颗粒通过再热器颗粒出口离开再热器提升管。优选地，颗粒的再热器出口温度为400-800℃，例如500-700℃。将经加热的载热颗粒从再热器颗粒出口循环到碎裂反应器颗粒入口。将载热颗粒通过导管从碎裂反应器的颗粒出口转移到再热器的颗粒入口。在本发明的一个实施方案中，碎裂反应器的颗粒出口高于再热器的颗粒入口，以使得重力有助于输送颗粒。类似地，将经加热的颗粒通过导管从再热器的颗粒出口转移到碎裂反应器的颗粒入口。在本发明的一个实施方案中，再热器的颗粒出口高于碎裂反应器的颗粒入口，以使得重力有助于输送颗粒。在碎裂反应器和再热器二者中使用提升管反应器的优点是，可以使用循环的流化床系统，其中颗粒在提升管内提升，然后重力有助于使颗粒在两个提升管系统之间循环。当以工业规模从糖生产C1-C3含氧化合物混合物时，这是一个很大的优点。
为了获得高的碳产率，希望该方法产生尽可能少的炭或焦炭。然而，具有低水平的炭和焦炭导致由这些副产物的燃烧产生的热量有限。在根据本发明的方法中，获得了低的炭和焦炭产量。这需要来自外部源的热量供应。根据本发明的一个实施方案，再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、再热器气体出口和再热器颗粒出口。燃烧空气可以是例如是大气或其他含氧气体。
可以通过布置在再热器内并在存在燃烧空气的情况下燃烧燃料的燃烧器供应热量。燃烧器的燃烧气体可以被引导到再热器提升管的底部以与载热颗粒混合，以在再热器提升管内形成流化流。
根据本发明的一个实施方案，空气和燃料的燃烧在单独的燃烧室中进行。然后，热的燃烧气体可以与再热器提升管内的颗粒接触，由此颗粒从燃烧气体中吸收热量。具有与再热器颗粒入口分开的单独的燃烧室的优点是，可以实现更高的热效率和未燃烧的碳氢化合物的低排放。
燃料和空气分级燃烧器是本领域技术人员已知的用于减少NOx排放的技术。这种燃烧器也适于实施本发明。减少NOx排放的其他方法例如是将再热器气体出口的一部分烟道气再循环到燃烧器区域中，以降低火焰区域中的氧含量，或者将燃料和颗粒分级到再热器提升管中，以便产生温度和氧含量更低的区域，并因此减少NOx的形成。
合适的燃料例如是天然气、油、煤、热解气、气化气、含氢和一氧化碳的气体、废物和生物质。气体燃料具有无灰分含量的优点，因此没有引发灰分相关问题(例如在使用例如固体生物质燃料的流化床中经常看到的床聚集)的风险。在本发明的一个实施方案中，天然气是优选的燃料。与其他燃料相比，它易于获得且燃烧对环境友好。燃烧温度相当高。因此，可以优选的是，在与再热器提升管分开的燃烧室中进行燃烧，并使燃烧气体的进料适应再热器提升管，以获得所期望的加热颗粒的出口温度。
在根据本发明的一个实施方案中，在将颗粒转移到碎裂反应器之前，将来自再热器的过量氧从其中提取出去。这可以通过使碎裂反应器中含氧化合物与O2的副反应最小化来进一步提高产物产率和产物纯度。提取室优选被布置在再热器颗粒分离器的下游和碎裂反应器颗粒入口的上游。
根据本发明的一个实施方案，热解碎裂过程作为连续过程进行操作。这是用于工业应用的优点。
根据本发明的另一个实施方案，热解碎裂过程在惰性气氛例如氮气或蒸汽的气氛中进行。
根据本发明的一个方面，提供了一种由糖制备C1-C3羟基化合物的方法，该方法包括以下步骤：
进行根据本发明的热解碎裂方法以形成包含C1-C3含氧化合物的粗的碎裂产物；
然后对粗的碎裂产物进行氢化，以得到相应的C1-C3羟基化合物。C1-C3羟基化合物例如是乙二醇、丙二醇和甲醇。
根据本发明的方法可以在碎裂反应器中进行，该反应器适应在流化床中使用载热颗粒并且适应在热解碎裂之后的有效的颗粒分离和载热颗粒的有效再加热。
因此，根据本发明，提供了一种用于将糖组合物碎裂成C1-C3含氧化合物的系统，该系统包括碎裂反应器，所述反应器包括在反应器内的：
·提升管
·第一颗粒分离器
·流化流入口
·颗粒入口
·原料入口
·颗粒出口
·产物出口，
其中提升管被布置在碎裂反应器的内部和下部；
流化流入口和颗粒入口被布置在提升管的下部；
原料入口被布置在提升管的下部的颗粒入口上方；
提升管适于使提升管中的颗粒流化；
第一颗粒分离器被布置在提升管的上部并适于将至少一部分颗粒与流化流分离，并且
其中反应器还包括被布置在与气流相关的第一颗粒分离器下游的冷却部分，所述冷却部分适于冷却离开第一颗粒分离器的流化流，并且系统还包括用于再加热离开碎裂反应器的颗粒的再热器，再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、再热器气体出口和再热器颗粒出口。
这种设备具有适应根据本发明的方法的优点，其提供了一种能量有效的生产粗的碎裂产物的方法，该方法具有高产率的C1-C3含氧化合物和碎裂产物中高的碳回收率，所述设备因此提供了适于由糖大规模生产例如乙二醇和丙二醇的方法。该设备适于连续生产C1-C3含氧化合物。
根据本发明的一个实施方案，该系统可进一步包括反应器内的第二颗粒分离器，所述第二颗粒分离器被布置在碎裂反应器的上部并适于将另一部分颗粒与流化流分离。
根据本发明的一个实施方案，冷却部分适于通过将液体注入到碎裂反应器中来进行骤冷。
根据本发明的一个实施方案，冷却部分适于通过将较冷的颗粒流引入到碎裂反应器中来进行骤冷。
根据本发明的一个实施方案，冷却部分包括间接热交换器。
根据本发明的一个实施方案，第一颗粒分离器是低容量分离器。
根据本发明的一个实施方案，第一颗粒分离器包括至少一个改变方向的分离器。
根据本发明的一个实施方案，第一颗粒分离器包括至少一个管，该管被布置有位于提升管的上部并与提升管为流体连接的第一端，并且管的第二端指向下方，并且与碎裂反应器为流体连接且位于碎裂反应器内部和提升管外部。
根据本发明的一个实施方案，第二颗粒分离器是至少一个旋风分离器。
根据本发明的一个实施方案，燃烧器以及燃料和燃烧空气入口被布置在再热器提升管的上游；再热器颗粒入口被布置在燃烧器下游的所述再热器提升管的下部；再热器颗粒入口与碎裂反应器颗粒出口为流体连接；并且再热器提升管适于通过在燃烧器中加热的气体对离开碎裂反应器的颗粒进行再加热。
根据本发明的一个实施方案，再热器颗粒分离器被布置在再热器提升管的下游，并且再热器颗粒出口与碎裂反应器颗粒入口为流体连接。
根据本发明的一个实施方案，燃烧器被布置在燃烧室中。它可以通过收缩部与提升管分开。例如，收缩部的横截面表面积比上部提升管的横截面积小至少25％，并且收缩部的长度为至少0.5米。
附图的简要说明
通过示例并参考附图解释了本发明的实施方案。应注意，所附附图仅示出了本发明的实施方案的实例，因此不应将其视为对本发明的范围的限制，因为本发明可以允许其他可替代的实施方案。
图1示出了根据本发明的一个实施方案的碎裂反应器的横截面侧视图，
图2示出了图1所示的实施方案的碎裂反应器的俯视图，
图3示出了根据本发明的一个实施方案的再热器的横截面侧视图，
图4示出了根据本发明的一个实施方案的包括与再热器为流体连通的碎裂反应器的系统的横截面侧视图。
位置编号
1.碎裂反应器
2.碎裂提升管
3.第一颗粒分离器
4.第二颗粒分离器
5.冷却部分
6.流化入口
7.颗粒入口
8.原料入口
9.产物出口
10.颗粒出口
11.再热器
12.燃料和燃烧空气入口
13.燃烧室
14.再热器颗粒入口
15.再热器提升管
16.再热器颗粒分离器
17.再热器颗粒出口
18.再热器气体出口
19.第二再热器颗粒分离器
20.提取器
21.再热器流化气体入口
22.二次再热器流化和提取气体入口
详细说明
如图1和图4所示，本发明的碎裂反应器在垂直方向上是长椭圆形的。在碎裂反应器内设置有提升管02，其为长椭圆形，并且具有相对于高度的小的横截面积。这促进颗粒在提升管内的短的停留时间的可能性。在提升管的下部，设置有流化气体入口06，其适于向提升管和颗粒入口07提供流化介质。流化介质有助于促进颗粒从颗粒入口移动到朝向提升管顶部的原料入口。此外，流化流可以用于在颗粒与原料接触之前预先调节颗粒。在颗粒和流化入口上方，原料入口08使得能够将原料供应到提升管。在所示出的实施方案中，原料入口被布置在提升管的下部，但是该位置可以根据工艺要求而变化。
当原料和颗粒在提升管中相互作用时，它们在离开第一颗粒分离器03中的提升管时被分离。根据本发明的一个实施方案，第一颗粒分离器适于提供颗粒与碎裂产物的快速分离，因为这种快速分离对该方法非常有利。因此，颗粒分离器可以是具有低停留时间的类型。在图2和图3的实施方案中，第一颗粒分离器包括出口管，该出口管使来自提升管的出口流的向上方向改变大约180°，变成在碎裂反应器内和提升管外部的向下流动方向，这在本文中被称为改变方向的颗粒分离器。在图4的实施方案中，第一颗粒分离器包括气体颗粒分离，其迫使提升管气体和固体相对于项目1的壁相切地离开，进入1的容器，从而进行分离。在离开第一颗粒分离器后，一部分颗粒沉降在碎裂反应器的底部。因此，第一颗粒分离器的提升管的所述特征、原料入口的位置和低的停留时间提供了颗粒和原料之间非常低的接触时间的可能性，当然，这还取决于诸如体积流量和具体尺寸的工艺参数，所有这些都需要适应工艺要求。
冷却部分05被布置在碎裂反应器内，与第一颗粒分离器相邻且位于其上方。在本实施方案中，冷却部分包括骤冷，其中注入冷却介质，例如水或再循环流，其通过冷却介质的蒸发快速且有效地冷却产物。其他实施方案，例如通过引入颗粒流或间接热交换器进行的骤冷，也可以用在冷却部分中，由此可以降低碎裂反应器系统的总的能量消耗。产物的快速冷却对于该过程保持高的产率可能是必要的，因为产物可能对于长期暴露于高温敏感。
在冷却产物后，通过产物出口09将其从碎裂反应器中提取出来。在图1和图4所示的实施方案中，在碎裂反应器中设置有任选的另外的第二颗粒分离器04，以在提取产物流之前将另一部分颗粒与其分离。在碎裂反应器的这一部分中，产物已经被冷却，因此停留时间不那么重要。设置第二颗粒分离器，例如旋风分离器，所述第二颗粒分离器具有比单独的改变方向的分离器(项目03)更高的分离效率。旋风分离器的气体出口连接到产物出口，而来自旋风分离器的颗粒出口的颗粒被运送到碎裂反应器(01)的底部，在那里它们通过使用流化气体入口(21)而被保持流化。使用例如分布器确保流化气体在整个横截面上的分布。在碎裂反应器的底部，颗粒出口10使碎裂反应器的废颗粒能够被提取并被携带到例如另一个反应器中进行再加热。
图2是如上述实施方案中所述的图1实施方案的碎裂反应器的俯视图。如图所示，提升管位于碎裂反应器的水平横截面中心。此外，示出了形成第一颗粒分离器的多个出口管，以及位于偏离碎裂反应器中心的第二颗粒分离器。
在图1和图2中，第二颗粒分离器被置于碎裂反应器内部。第二颗粒分离器可以包括一个或多个旋风分离器。在其他实施方案中，未示出的这些旋风分离器也可以被置于碎裂反应器外部，例如，与延伸通过碎裂反应器顶部的浸入管一起位于上方或在具有倾斜浸入管的碎裂反应器的一侧或使用例如环形密封或L形阀。通过将第二旋风分离器置于反应器容器外部，可以降低含氧产物在碎裂反应器中的停留时间。图4的实施方案包括在碎裂反应器上的外部旋风分离器。
在图3和图4中，示出了用于再加热离开碎裂反应器的颗粒的再热器11。再热器颗粒入口14与碎裂反应器颗粒出口10为流体连接，并且再热器颗粒出口17与碎裂反应器颗粒入口7为流体连接。再热器还包括提升管型流化床，再热器提升管15，其中燃烧室13被布置成与提升管的下部为流体连接。燃料和燃烧空气入口12使燃料和燃烧空气能够提供给燃烧器，该燃烧器在运行时向再热器提升管提供热量。再热器颗粒入口被布置在再热器提升管的下部，并且使得离开碎裂反应器的颗粒能够进入再热器提升管，当在那里被加热时，其通过由燃烧器提供的热气体以向上流动的方式被流化。燃烧器和再热器颗粒入口之间的连接是有意设计的，以减少/防止颗粒从提升管的下落和落入燃烧室内。该设计可以采用许多不同的实施方案。在图3和图4中，这通过13和15之间的收缩部来说明，其导致增加的气体速度，防止/减少了颗粒的下落。再加热后，将颗粒与燃烧气体分离并引导返回至碎裂反应器。在图3的实施方案中，再热器颗粒分离器16是旋风分离器，其使得气体能够经由再热器气体出口18离开再热器，同时分离的颗粒经由连接到再热器的旋风分离器的颗粒出口的再热器颗粒出口离开再热器。应当理解，颗粒分离器中的分离程度取决于各种工艺参数，例如分离器中的压力损失、流速、颗粒尺寸等，如本领域中已知的。
在图4的实施方案中，第一颗粒分离器类似于碎裂反应器的项目03。实施方案4还配备有第二旋风分离器型颗粒分离器(19)。两个颗粒分离器都将颗粒递送到项目11的底部。在项目11的最下面的位置，设置有用于从流化颗粒中提取过量O2的部分(20)。用于图4的实施方案的项目11和20的第二流化和提取气体入口(22)使用例如分布器或其他方法分布在横截面上。另外的流化气体入口可以存在于图4中的项目11中，但未示出。还设想在图4中的位置(10)之前或之后提取产物气体。
实施例
实施例1：通过糖溶液的热解碎裂来制备富含乙醇醛的C1-C3含氧化合物混合物
在提升管型反应器单元中说明了葡萄糖水溶液的碎裂。颗粒入口位于进料入口的上游。提升管中的表观气体速度约为6m/s。提升管反应器长度为6.2m，内径为41mm。提升管之后是两个旋风分离器，且分离的固体进入外部反应器进行再加热。碎裂产物从进料入口到第一颗粒分离器的停留时间约为1秒。
为了收集气态产物，将离开第二旋风分离器的部分气流导入冷凝系统。通过在1℃下间接冷却，将液体产物快速冷凝并与永久气体分离。使用可变面积流量计测量永久气体的流量。通过HPLC分析测定液体产物中含氧化合物的浓度，并且在假设由于水的不完全冷凝，随永久气体损失了8％的进料质量，即使用92％的质量平衡来计算产率。根据以往的经验，认为这是一种保守但合理的假设。
根据这种保守的假设，通过45wt％的葡萄糖溶液在约500℃下的热解碎裂，约60％的进料至反应器的碳作为乙醇醛被回收。使用硅酸钠玻璃珠作为床材料。
实施方案
实施方案1.一种用于将糖热解碎裂成C1-C3含氧化合物的方法，所述方法包括以下步骤：
a.提供携带热量并适于流化的颗粒；
b.提供流化床碎裂反应器，其包括提升管并适于进行热解碎裂和适于使颗粒的流流化；
c.提供包含糖的原料溶液；
d.在热解碎裂发生后，以足以将温度维持在至少250℃，例如至少300、350、400或450℃且足以获得流化的颗粒流的速率将颗粒引入到反应器中；
e.将原料引入到流化的颗粒流中以获得糖的热解碎裂以产生颗粒密集的碎裂产物；然后
f.将一部分颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离，以产生颗粒贫化的碎裂产物；
g.将颗粒贫化的碎裂产物骤冷至少50℃，使得从将原料引入到含有颗粒的流化流中到进行骤冷，气体的平均停留时间为最多5秒，例如最多3秒，例如最多2、1、0.8或0.6秒；
h.回收粗的碎裂产物；
i.将步骤f)中分离的颗粒转移到再热器中进行加热；以及
j.将经加热的颗粒再循环到碎裂反应器中。
实施方案2.根据实施方案1所述的方法，其中在步骤g)的使颗粒贫化的碎裂产物进行骤冷之后和在步骤h)的回收粗的碎裂产物之前，使颗粒贫化的碎裂产物经受第二颗粒分离步骤。
实施方案3.根据实施方案1或2中任一项所述的方法，其中反应器在下部包括颗粒入口和原料入口，其中原料入口被布置在颗粒入口的下游。
实施方案4.根据实施方案3所述的方法，其中反应器在下部还包括流化流入口，并且流化入口被布置在颗粒入口的上游。
实施方案5.根据实施方案3或4中任一项所述的方法，其中颗粒在颗粒入口和原料入口之间的区域中形成密相流化床。
实施方案6.根据实施方案3-5中任一项所述的方法，其中原料入口被布置在提升管的下部。
实施方案7.根据实施方案1-5中任一项所述的方法，其中反应器包括在提升管下游的第一颗粒分离器。
实施方案8.根据实施方案7所述的方法，其中反应器包括在第一颗粒分离器下游的骤冷。
实施方案9.根据实施方案8所述的方法，其中反应器包括在骤冷下游的第二颗粒分离器。
实施方案10.根据实施方案1-9中任一项所述的方法，其中反应器不包括除了载热颗粒之外的其他用于加热的装置。
实施方案11.根据实施方案1-10中任一项所述的方法，其中糖是单糖和/或二糖。
实施方案12.根据实施方案1-11中任一项所述的方法，其中所述原料溶液包含选自蔗糖、乳糖、木糖、阿拉伯糖、核糖、甘露糖、塔格糖、半乳糖、葡萄糖和果糖；或其混合物的糖的水溶液。
实施方案13.根据实施方案1-12中任一项所述的方法，其中原料溶液中糖的浓度为10-90重量％。
实施方案14.根据实施方案1-13中任一项所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度优选为至少300℃，例如至少400、450、500、550、600或650℃。
实施方案15.根据实施方案1-14中任一项所述的方法，其中颗粒入口处的颗粒的温度为300-800℃，例如400-800或450-650℃。
实施方案16.根据实施方案1-15中任一项所述的方法，其中颗粒选自砂、二氧化硅、玻璃、氧化铝、钢和碳化硅。
实施方案17.根据实施方案1-16中任一项所述的方法，其中载热颗粒的平均粒度为20-400μm，例如20-300、20-200或20-100μm。
实施方案18.根据实施方案1-17中任一项所述的方法，其中将步骤a)的颗粒以至少10kg/s的质量流速引入至碎裂反应器中。
实施方案19.根据实施方案1-18中任一项所述的方法，其中在原料入口上方的碎裂提升管内的速度为高于2m/s，例如3-22或5-20m/s。
实施方案20.根据实施方案1-19中任一项所述的方法，其中再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、用于烟道气的再热器气体出口和再热器颗粒出口。
实施方案21.根据实施方案1至20中任一项所述的方法，其中离开再热器颗粒出口的颗粒的温度为300-800℃，例如400-800、400-700或500-700℃。
实施方案22.根据实施方案20或21中任一项所述的方法，其中燃烧器被布置在燃烧室内，其与再热器提升管分开，并且来自燃烧室的燃烧气体被引导到再热器提升管。
实施方案23.根据实施方案20-22中任一项所述的方法，其中在去除颗粒之后，将来自再热器的部分烟道气再循环到燃烧室。
实施方案24.根据实施方案1-23中任一项所述的方法，其中在将颗粒从再热器转移到碎裂反应器之前从颗粒中提取出过量的氧。
实施方案25.一种用于由糖制备C1-C3羟基化合物的方法，包括以下步骤：
进行根据实施方案1-24中任一项所述的方法；然后
使粗的碎裂产物进行氢化，以得到相应的C1-C3羟基化合物。
实施方案26.一种用于将糖组合物碎裂成C1-C3含氧化合物的系统，所述系统包括碎裂反应器，所述反应器包括在所述反应器内的：
·提升管
·第一颗粒分离器
·流化流入口
·颗粒入口
·原料入口
·颗粒出口
·产物出口，
其中提升管被布置在碎裂反应器的内部和下部；流化流入口和颗粒入口被布置在提升管的下部；原料入口被布置在提升管的下部；在颗粒入口上方，提升管适于使提升管中的颗粒流化；并且第一颗粒分离器被布置在提升管的上部并适于将至少一部分颗粒与流化流分离，并且
其中碎裂反应器还包括被布置在与气流相关的第一颗粒分离器下游的冷却部分，所述冷却部分适于冷却离开第一颗粒分离器的流化流，并且系统还包括用于再加热离开碎裂反应器的颗粒的再热器，再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、再热器气体出口和再热器颗粒出口。
实施方案27.根据实施方案26所述的系统，其中碎裂反应器还包括在碎裂反应器内的第二颗粒分离器，所述第二颗粒分离器被布置在碎裂反应器的上部并且适于将另一部分颗粒与流化流分离。
实施方案28.根据实施方案26或27中任一项所述的系统，其中冷却部分适于通过将液体注入到碎裂反应器中来进行骤冷。
实施方案29.根据实施方案26或27中任一项所述的系统，其中冷却部分适于通过将较冷的颗粒流引入到碎裂反应器中来进行骤冷。
实施方案30.根据实施方案26或27中任一项所述的系统，其中冷却部分包括间接热交换器。
实施方案31.根据实施方案26-30中任一项所述的系统，其中第一颗粒分离器是低容量分离器。
实施方案32.根据实施方案26-31中任一项所述的系统，其中第一颗粒分离器包括至少一个改变方向的分离器。
实施方案33.根据实施方案26-32中任一项所述的系统，其中第一颗粒分离器包括至少一个管，所述管被布置有在所述提升管的上部并与所述提升管为流体连接的第一端，并且管的第二端指向下方，并且与碎裂反应器为流体连通并位于提升管外部。
实施方案34.根据实施方案27-33中任一项所述的系统，其中第二颗粒分离器是至少一个旋风分离器。
实施方案35.根据实施方案26至34中任一项所述的系统，其中燃烧器和再热器燃料和燃烧空气入口被布置在再热器提升管的上游，并且再热器颗粒入口被布置在燃烧器下游的再热器提升管的下部，并且再热器颗粒入口与碎裂反应器颗粒出口为流体连接，再热器提升管适于通过来自燃烧器的燃烧气体对离开碎裂反应器的颗粒进行再加热。
实施方案36.根据实施方案26至35中任一项所述的系统，其中再热器颗粒分离器被布置在再热器提升管的下游，并且再热器颗粒出口与碎裂反应器颗粒入口为流体连接。
实施方案37.根据实施方案26至36中任一项所述的系统，其中燃烧器被布置在单独的燃烧室中。
实施方案38.根据实施方案37所述的系统，其中燃烧室通过收缩部与提升管分离。
实施方案39.根据实施方案26至38中任一项所述的系统，其中提取室被布置在再热器颗粒分离器的下游和碎裂反应器颗粒入口的上游。

Claims (40)

1.一种用于将糖热解碎裂成C1-C3含氧化合物的方法，所述方法包括以下步骤：
a.提供携带热量并适于流化的颗粒；
b.提供流化床碎裂反应器，其包括提升管并适于进行热解碎裂和适于使颗粒的流流化；
c.提供包含糖的原料溶液；
d.在热解碎裂发生后，以足以将温度维持在至少250℃且足以获得流化的颗粒流的速率将颗粒引入到反应器中；
e.将原料引入到流化的颗粒流中以获得糖的热解碎裂以产生颗粒密集的碎裂产物；然后
f.将一部分颗粒与颗粒密集的碎裂产物分离，以产生颗粒贫化的碎裂产物；
g.将颗粒贫化的碎裂产物骤冷至少50℃，使得从将原料引入到含有颗粒的流化流中到进行骤冷，气体的平均停留时间为最多5秒；
h.回收粗的碎裂产物；
i.将步骤f)中分离的颗粒转移到再热器中进行加热；以及
j.将经加热的颗粒再循环到碎裂反应器中。
2.根据权利要求1所述的方法，其中步骤d中的温度为至少300℃。
3.根据权利要求1所述的方法，其中步骤d中的温度为至少350℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其中步骤d中的温度为至少400℃。
5.根据权利要求1所述的方法，其中步骤d中的温度为至少450℃。
6.根据权利要求1所述的方法，其中步骤g中气体的平均停留时间为最多3秒。
7.根据权利要求1所述的方法，其中步骤g中气体的平均停留时间为最多2秒。
8.根据权利要求1所述的方法，其中步骤g中气体的平均停留时间为最多1秒。
9.根据权利要求1所述的方法，其中步骤g中气体的平均停留时间为最多0.8秒。
10.根据权利要求1所述的方法，其中步骤g中气体的平均停留时间为最多0.6秒。
11.根据权利要求1所述的方法，其中原料入口被设置在提升管的下部。
12.根据权利要求1所述的方法，其中反应器包括在提升管下游的第一颗粒分离器。
13.根据权利要求12所述的方法，其中反应器包括在第一颗粒分离器下游的骤冷。
14.根据权利要求1所述的方法，其中糖是单糖和/或二糖。
15.根据权利要求1所述的方法，其中原料溶液包括选自蔗糖、乳糖、木糖、阿拉伯糖、核糖、甘露糖、塔格糖、半乳糖、葡萄糖和果糖；或其混合物的糖的水溶液。
16.根据权利要求1所述的方法，其中原料溶液中糖的浓度为10-90重量％。
17.根据权利要求1所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少300℃。
18.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少400℃。
19.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少450℃。
20.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少500℃。
21.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少550℃。
22.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少600℃。
23.根据权利要求17所述的方法，其中在碎裂反应器的颗粒入口处的颗粒的温度为至少650℃。
24.根据权利要求1所述的方法，其中再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、用于烟道气的再热器气体出口和再热器颗粒出口。
25.根据权利要求1所述的方法，其中离开再热器颗粒出口的颗粒的温度为300-800℃。
26.根据权利要求25所述的方法，其中离开再热器颗粒出口的颗粒的温度为400-800℃。
27.根据权利要求25所述的方法，其中离开再热器颗粒出口的颗粒的温度为400-700℃。
28.根据权利要求25所述的方法，其中离开再热器颗粒出口的颗粒的温度为500-700℃。
29.根据权利要求24或25所述的方法，其中燃烧器被布置在燃烧室内，其与再热器提升管分开，并且来自燃烧室的燃烧气体被引导至再热器提升管。
30.根据权利要求1所述的方法，其中在将颗粒从再热器转移至碎裂反应器之前，从所述颗粒中提取过量的氧。
31.一种用于由糖制备C1-C3羟基化合物的方法，其包括以下步骤：
进行权利要求1-30中任一项所述的方法；以及然后
使粗的碎裂产物进行氢化，以得到相应的C1-C3羟基化合物。
32.一种用于将糖组合物碎裂成C1-C3含氧化合物的装置，所述装置包括碎裂反应器，所述反应器包括在所述反应器内的：
·提升管
·第一颗粒分离器
·流化流入口
·颗粒入口
·原料入口
·颗粒出口
·产物出口，
其中提升管被布置在碎裂反应器的内部和下部；流化流入口和颗粒入口被布置在提升管的下部；原料入口被布置在提升管的下部的颗粒入口上方；提升管适于使提升管中的颗粒流化；并且第一颗粒分离器被布置在提升管的上部并适于将至少一部分颗粒与流化流分离，并且
其中碎裂反应器还包括被布置在与气流相关的第一颗粒分离器下游的冷却部分，所述冷却部分适于冷却离开第一颗粒分离器的流化流，并且装置还包括用于再加热离开碎裂反应器的颗粒的再热器，再热器包括燃料和燃烧空气入口、燃烧器、再热器颗粒入口、再热器提升管、再热器颗粒分离器、再热器气体出口和再热器颗粒出口。
33.根据权利要求32所述的装置，其中冷却部分适于通过将液体注入到碎裂反应器中来进行骤冷。
34.根据权利要求32或33所述的装置，其中第一颗粒分离器是低容量分离器。
35.根据权利要求32或33所述的装置，其中第一颗粒分离器包括至少一个改变方向的分离器。
36.根据权利要求32或33所述的装置，其中燃烧器和再热器燃料和燃烧空气入口被布置在再热器提升管的上游，并且再热器颗粒入口被布置在燃烧器下游的再热器提升管的下部；并且再热器颗粒入口与碎裂反应器颗粒出口为流体连接，再热器提升管适于通过来自燃烧器的燃烧气体对离开碎裂反应器的颗粒进行再加热。
37.根据权利要求32或33所述的装置，其中再热器颗粒分离器被布置在再热器提升管的下游，并且再热器颗粒出口与碎裂反应器颗粒入口为流体连接。
38.根据权利要求32或33所述的装置，其中燃烧器被布置在单独的燃烧室中。
39.根据权利要求38所述的装置，其中燃烧室通过收缩部与提升管分离。
40.根据权利要求32或33所述的装置，其中提取室被布置在再热器颗粒分离器的下游和碎裂反应器颗粒入口的上游。
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Families Citing this family (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP3544947B1 (en) * 2016-11-24 2023-09-13 Topsoe A/S A method for producing glycolic acid and/or glycolate
US10696906B2 (en) 2017-09-29 2020-06-30 Marathon Petroleum Company Lp Tower bottoms coke catching device
PL3823949T3 (pl) * 2018-07-16 2023-04-24 Topsoe A/S Fragmentacja termolityczna cukrów z zastosowaniem ogrzewania rezystancyjnego
US12000720B2 (en) 2018-09-10 2024-06-04 Marathon Petroleum Company Lp Product inventory monitoring
US11975316B2 (en) 2019-05-09 2024-05-07 Marathon Petroleum Company Lp Methods and reforming systems for re-dispersing platinum on reforming catalyst
CN113891872A (zh) 2019-06-04 2022-01-04 罗地亚经营管理公司 使用硝酸氧化乙醇醛的方法
EP3990577A1 (en) * 2019-08-05 2022-05-04 SABIC Global Technologies, B.V. Loop seal on reactor first stage dipleg to reduce hydrocarbon carryover to stripper for naphtha catalytic cracking
TW202120180A (zh) 2019-08-16 2021-06-01 丹麥商托普索公司 用於糖類熱解分裂的新型床材料
CA3109606C (en) 2020-02-19 2022-12-06 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for paraffinic resid stability and associated methods
US11905468B2 (en) 2021-02-25 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US20220268694A1 (en) 2021-02-25 2022-08-25 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11898109B2 (en) 2021-02-25 2024-02-13 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of hydrotreating and fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
WO2022248687A1 (en) 2021-05-28 2022-12-01 Topsoe A/S Process for partial condensation of an oxygenate mixture
US11692141B2 (en) 2021-10-10 2023-07-04 Marathon Petroleum Company Lp Methods and systems for enhancing processing of hydrocarbons in a fluid catalytic cracking unit using a renewable additive
CA3188122A1 (en) 2022-01-31 2023-07-31 Marathon Petroleum Company Lp Systems and methods for reducing rendered fats pour point
TW202411183A (zh) 2022-07-08 2024-03-16 丹麥商托普索公司 冷凝含氧化合物混合物之方法
WO2024046969A1 (en) 2022-08-29 2024-03-07 Topsoe A/S Thermolytic fragmentation of sugars
WO2024046970A1 (en) 2022-08-29 2024-03-07 Topsoe A/S Thermolytic fragmentation of sugars

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5302280A (en) * 1990-05-17 1994-04-12 Uop Fluidized catalytic cracking utilizing a vented riser
US5397582A (en) * 1989-05-26 1995-03-14 Red Arrow Products Company Inc. Flavoring and browning materials by pyrolysis of sugars and starches
US7094932B2 (en) * 2000-11-20 2006-08-22 Resource Transforms International Ltd. Production of glycolaldehyde by hydrous thermolysis of sugars
CN103649276A (zh) * 2011-02-22 2014-03-19 安辛可再生能源有限公司 生物质热解中的热量排除与回收
WO2015179302A1 (en) * 2014-05-19 2015-11-26 Iowa Corn Promotion Board Process for the continuous production of ethylene glycol from carbohydrates
WO2016001136A1 (en) * 2014-06-30 2016-01-07 Haldor Topsøe A/S Process for the preparation of ethylene glycol from sugars

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS5323803B2 (zh) * 1973-02-01 1978-07-17
US4311580A (en) * 1979-11-01 1982-01-19 Engelhard Minerals & Chemicals Corporation Selective vaporization process and dynamic control thereof
US5292541A (en) 1989-05-26 1994-03-08 Red Arrow Products Company Inc. Browning materials derived from the pyrolysis of sugars and starches
US5252188A (en) 1990-03-26 1993-10-12 Red Arrow Products Company, Inc. Process for producing hydroxyacetaldehyde
CN1191881C (zh) * 1998-02-12 2005-03-09 安辛集团股份有限公司 用于循环床传输快速热解反应器系统的方法和装置
US7429363B2 (en) 2005-02-08 2008-09-30 Stone & Webster Process Technology, Inc. Riser termination device
CN101130697B (zh) * 2007-09-26 2010-08-11 东南大学 内置隔离器的串行流化床生物质气化装置及方法
US7905990B2 (en) 2007-11-20 2011-03-15 Ensyn Renewables, Inc. Rapid thermal conversion of biomass
US8829258B2 (en) 2010-12-27 2014-09-09 Phillips 66 Company Integrated FCC biomass pyrolysis/upgrading
CA2902399C (en) 2013-02-27 2019-07-16 Haldor Topsoe A/S Process for preparing ketene in the presence of a fluidized bed material with a surface area of up to 600 m2/g.
WO2016001169A1 (en) 2014-06-30 2016-01-07 Haldor Topsøe A/S Process for the preparation of ethylene glycol from sugars
US10875789B2 (en) 2015-10-14 2020-12-29 Haldor Topsøe A/S Process for removing sulphur compounds from process streams

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5397582A (en) * 1989-05-26 1995-03-14 Red Arrow Products Company Inc. Flavoring and browning materials by pyrolysis of sugars and starches
US5302280A (en) * 1990-05-17 1994-04-12 Uop Fluidized catalytic cracking utilizing a vented riser
US7094932B2 (en) * 2000-11-20 2006-08-22 Resource Transforms International Ltd. Production of glycolaldehyde by hydrous thermolysis of sugars
CN103649276A (zh) * 2011-02-22 2014-03-19 安辛可再生能源有限公司 生物质热解中的热量排除与回收
WO2015179302A1 (en) * 2014-05-19 2015-11-26 Iowa Corn Promotion Board Process for the continuous production of ethylene glycol from carbohydrates
WO2016001136A1 (en) * 2014-06-30 2016-01-07 Haldor Topsøe A/S Process for the preparation of ethylene glycol from sugars

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Publication number Publication date
US20190119187A1 (en) 2019-04-25
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