CN112236222B - 开始流化催化反应器系统的操作的方法 - Google Patents

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Abstract

一种在反应器系统中开始连续反应的方法包括将催化剂引入所述反应器系统的催化剂处理部分，所述催化剂最初具有500℃或更低的第一温度，并且在所述催化剂处理部分中使处于所述第一温度下的所述催化剂与包括至少80mol％的开始燃料气体的开始燃料气体流接触。所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触引起所述开始燃料气体的燃烧。所述方法包括维持所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触，直到所述催化剂的温度从所述第一温度升高到第二温度为止，在所述第二温度下再生器燃料源的燃烧维持了所述催化剂处理部分中的操作温度范围。

Description

开始流化催化反应器系统的操作的方法
相关申请的交叉引用
本申请要求2018年7月5日提交的美国临时专利申请序列号62/694,190 的优先权，所述申请的全部公开内容以引用的方式并入本文中。
技术领域
本公开大体上涉及化学处理系统和其操作，并且更具体地说，涉及用于开始化学处理系统的操作的方法。
背景技术
轻质烯烃可用作产生许多类型的物品和材料的基础材料。举例来说，乙烯可用于制造聚乙烯、氯乙烯或环氧乙烷。此类产品可用于产品包装、建筑、纺织品等。因此，工业上需要轻质烯烃，如乙烯、丙烯和丁烯。
轻质烯烃可视给定的化学进料流而定通过不同的反应方法产生，所述化学进料流如来自原油精炼操作的产物流。许多轻质烯烃可以通过各种催化方法来产生，如通过催化脱氢，在所述催化脱氢过程中使进料流与促进进料流转化成轻质烯烃的流化催化剂接触。
然而，在某些时候，反应器操作必须停止并重新启动(或首次启动)。例如，随着时间推移，催化剂可能失活且必须从反应方法中去除并更换，需要关闭反应器。反应器清洁也可能是必需的，否则定期反应器故障可能会导致不必要的关机。
发明内容
持续需要用于开始反应器系统的操作的改进的方法，所述反应器系统如处理化学流以产生轻质烯烃或其它化学产物的反应器系统。许多用于处理化学流以产生轻质烯烃和其它化学物质的反应器系统都使用相对较热的催化剂，如那些加热到超过350℃的温度的催化剂。可将催化剂循环通过流化反应器系统，如通过反应器部分(制备化学产物的地方)和催化剂处理部分(如通过去除焦炭、通过加热催化剂或通过其它方法来使催化剂再生的地方)。如本文所用，术语“流化反应器系统”是指使一种或多种反应物与流化催化剂接触的反应器系统。举例来说，在流化反应器系统中，可以在操作温度下使含有一种或多种反应物的进料流与循环催化剂接触，以进行连续反应来产生产物流。
在吸热流化反应器系统中，反应器系统包括用于驱动方法的热源。举例来说，在流化催化裂化(“FCC”)反应中，由反应产生并沉积在催化剂上的焦炭可以在稳态操作期间在再生器中燃烧。作为另一个非限制性实例，在流化催化脱氢(FCDh)反应中，可以将补充燃料添加到燃烧器中来为吸热反应提供热量且促进反应中少量焦炭的燃烧。由于甲烷可负担的成本及其在相对较高的温度 (例如在操作期间催化剂的那些温度(例如，高于650℃的温度))下的能源效率，补充燃料可能包括大比例的甲烷。然而，对于甲烷的燃烧，在小于650摄氏度(℃)的温度下转化率和能源效率相对较低(例如，小于40％)。在流化反应器系统中开始连续反应期间，可以加热催化剂以将催化剂的温度升高到反应器系统的操作温度。然而，由于在低于650℃的温度下甲烷的转化率低，因此当利用甲烷作为燃料源在再生器内进行催化燃烧时，这种加热可能是无效的，或甚至是不可能的。
根据一个或多个实施例，由于补充燃料中的甲烷在低于650℃的温度下不会以高转化率燃烧，因此一些流化反应系统可能包括外部热源(如通过火焰驱动燃烧燃料而加热的加热气体流)，以在开始连续反应期间提高反应器系统中催化剂的温度。流化反应器系统可以包括容器和其它组件，所述容器和其它组件可以是耐火衬里的且设计用于方法的操作温度。所述方法的操作温度是指在反应器系统的稳态操作下反应器系统中催化剂的温度。在高温(例如，内部工艺温度高于350℃且耐火衬里设备的壳壁温度在80至200℃之间)下操作的耐火衬里容器可能会向环境中流失大量热量。因此，如果将外部热量(例如，加热的气体流)用火烧到反应器系统的正常操作温度，或由于空气分配器设计限制而烧到稍微低于操作温度的温度，那么由于容器中热量流失，流化床中催化剂的平衡温度将远低于反应器系统的操作温度。因此，在外部热源可达到的平衡温度与反应器系统的操作温度之间存在差距，所述操作温度可能是燃烧补充燃料或焦炭所必需的。
为了克服这一温度差，一些流化反应器系统可以包括燃料油系统用于在开始期间在催化剂处理部分的燃烧器内燃烧燃料油或煤油，以进一步将催化剂的温度升高到足以维持反应器系统的稳态操作所需的转化率燃烧补充燃料(即甲烷)和/或焦炭的温度。然而，燃料油系统需要专用设备例如来储存和处理燃料油，所述专门的设备如储存罐、控制设备、泵、卸载设备和燃烧器内的燃料油分配器。用于燃料油系统的这种专用设备大大增加了流化反应器系统的资金成本。出于这些原因，此类燃料油系统可能是不合需要的，并且在本文所公开的实施例中未使用。
因此，持续需要在反应器系统中开始连续反应的方法，所述方法无需燃料油系统即可将反应器系统和催化剂有效地加热到反应器系统的操作温度范围。根据一个或多个实施例，一种在本公开的反应器系统中开始连续反应的方法包括通过使催化剂与开始燃料气体流接触而将催化剂加热到反应器系统的操作温度，所述催化剂包括铂、钯或其组合，所述开始燃料气体流包括开始燃料气体。如本文所用，术语“开始燃料气体”是指在存在催化剂的情况下在低于500℃的温度下以大于50％的转化率进行燃烧的燃料气体。催化剂与开始燃料气体流的接触可能会导致开始燃料气体在低于500℃的温度下以高转化率燃烧。例如，在一些实施例中，开始燃料气体可包括氢气。已经发现，在大于或等于100℃的温度下，使氢气与铂和/或钯催化剂接触可以导致氢气的转化率接近100％。如本文中进一步详细论述，开始燃料气体流还可以包括除氢气以外的开始燃料气体。在反应器系统中在开始连续反应期间利用开始燃料气体加热催化剂可以通过减少或消除对用于燃烧器的燃料油系统的需要来减少或消除流化反应器系统的额外资金成本。
根据本公开的一个或多个方面，一种在反应器系统中开始连续反应的方法包括将催化剂引入所述反应器系统的催化剂处理部分，所述催化剂最初具有 500℃或更低的第一温度，并且在所述催化剂处理部分中使处于所述第一温度下的所述催化剂与包含至少80mol％的开始燃料气体的开始燃料气体流接触。所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触可能会引起所述开始燃料气体的燃烧。所述方法可进一步包括维持所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触，直到所述催化剂的温度从所述第一温度升高到第二温度为止，在所述第二温度下再生器燃料源的燃烧维持了所述催化剂处理部分中的操作温度范围。
应理解，前述发明内容和以下具体实施方式两者呈现本技术的实施例，并且旨在提供综述或框架用于理解如所要求保护的技术的本质和特征。本文包括附图以提供对技术的进一步理解，并且所述附图被并入本说明书中并且构成本说明书的一部分。图式说明各种实施例，并且连同描述一起用以解释技术的原理和操作。此外，图式和描述意指仅为说明性的，并且不旨在以任何方式限制权利要求书的范围。
本文公开的技术的额外特征和优点将在下文具体实施方式中阐述，并且将部分地由本领域的技术人员从所述描述而容易地了解或通过实践如本文所述的技术(包括下文具体实施方式、权利要求书和附图)而认识到。
附图说明
当结合以下附图阅读时，可最好地理解以下对本公开的具体实施例的详细描述，附图中相同的结构用相同的参考数字指示，并且在附图中：
图1示意性地描绘了根据本文所述的一个或多个实施例的反应器系统；
图2示意性地描绘了对于甲烷燃烧来说甲烷转化率(y轴)随温度(x轴) 变化的图；
图3示意性地描绘了根据本文所述的一个或多个实施例对于在存在铂催化剂的情况下氢气的催化燃烧，氢气转化率(y轴(左侧))和温度(y轴(右侧)) 随反应时间(time onstream)(x轴)变化的曲线图；
图4示意性地描绘了根据本文所述的一个或多个实施例的反应系统流程图；
图5示意性地描绘了根据本文所述的一个或多个实施例的另一反应系统流程图；
图6示意性地描绘了根据本文所述的一个或多个实施例对于在存在铂催化剂的情况下乙烯的催化燃烧，乙烯转化率(y轴(左侧))和温度(y轴(右侧)) 随反应时间(x轴)变化的曲线图。
应理解，附图在本质上是示意性的，并且不包括本领域中通常采用的反应器系统的一些组件，例如但不限于温度变送器、压力变送器、流量计、泵、阀门等。已知这些组件在所公开的本发明的实施例的精神和范围内。然而，例如本公开中描述的那些操作组件可以被添加到本公开中所描述的实施例中。
现将更详细参考各种实施例，其中一些实施例在附图中说明。在可能的情况下，在全部附图中使用相同的参考数字指示相同或类似的零件。
具体实施方式
本公开涉及用于在使用催化剂的反应器系统中开始反应的方法。举例来说，在一些实施例中，用于在反应器系统中开始连续反应的方法可以包括将催化剂引入反应器系统的催化剂处理部分。催化剂可以是能够催化开始燃料气体燃烧的催化剂。催化剂最初可以具有500℃或更低的第一温度。所述方法可以进一步包括使处于第一温度下的催化剂与包含至少80mol％的开始燃料气体的开始燃料气体流接触。催化剂与开始燃料气体流的接触可能引起至少一部分开始燃料气体的燃烧。所述方法可进一步包括维持催化剂与开始燃料气体流的接触，直到催化剂的温度从第一温度升高到第二温度，在所述第二温度下可利用再生器燃料源(如甲烷)的燃烧来维持催化剂处理部分中的操作温度范围。
开始燃料气体的催化燃烧可在催化剂的第一温度(低于500℃)下发生，并且可产生足够的热量以将催化剂加热至第二温度，所述第二温度可在反应器系统的操作温度范围内和/或高于在反应器系统的催化剂处理部分中将甲烷用作补充燃料而无需燃烧如煤油的燃料油的温度。从催化剂处理部分中去除燃料油可以减少或消除用于储存、卸载和运输燃料油的专用设备的资金成本。
根据另外的实施例，通过催化燃烧开始燃料气体而在反应器系统中开始连续反应可以实现消除一种或多种燃烧装置(即，管道燃烧器、火焰加热器等) 或减小一种或多种燃烧装置的尺寸，所述燃烧装置可用于产生加热的气体以干燥反应器系统的耐火衬里或预热催化剂。
如本文所用，“连续反应”是指通过以下方式进行的化学反应：馈入反应物、催化剂或其组合，且在稳态条件下在一个时间段内连续从反应器或反应区中取出产物，所述时间段由在时间段开始时反应的开始和在时间段结束时反应的停止所界定。因此，本文所述的反应器系统的操作可以包括反应的开始、连续反应和反应的停止。
如本文所用，术语“催化燃烧”是指在存在催化剂材料的情况下燃料气体的氧化，其中催化剂材料如通过提高氧化反应的反应速率来改变氧化反应的反应速率。
如本文所用，“第一温度”是指在开始过程开始时催化剂的温度，且“第二温度”是指高于第一温度的温度，如补充燃料的发生有效燃烧时的温度、在反应器系统102的操作温度范围内的温度或大于第一温度的其它温度。
如本文先前所论述，根据一个或多个实施例，本文所公开的方法可用于在反应器系统中开始连续反应以处理一种或多种化学流。在非限制性实例中，所公开的反应器系统可用于通过烃进料流的连续反应从烃进料流产生轻质烯烃。可以通过利用不同的催化剂和反应机制从各种进料流中产生轻质烯烃。举例来说，轻质烯烃可以至少通过脱氢反应、裂化反应、脱水反应和甲醇制烯烃反应来产生。这些反应类型可以利用不同的进料流，随后使用可含有铂、钯或其组合的催化剂使所述进料流反应以形成轻质烯烃。尽管本文在烃处理以形成轻质烯烃的背景下描述了用于开始反应器系统的方法，但是应理解，经考虑所述方法可用于开始任何反应器系统，所述反应器系统包括催化剂，所述催化剂含有铂、钯或其组合或其它任何化学成分，在存在所述化学成分的情况下开始燃料气体可在低于500℃的温度下进行催化燃烧。因此，用于开始反应器系统的本发明所描述的方法不应仅限于设计用于产生轻质烯烃的反应器系统的实施例，如图1中的反应器系统。
现将进一步详细讨论用于处理化学流的反应器系统和方法。经处理的化学流可以称为进料流，其通过反应处理以形成产物流。进料流可以包含组合物，并且视进料流组合物而定，可以利用适当的催化剂来将进料流的内容物转化为可包括轻质烯烃或其它化学产物的产物流。举例来说，进料流可以包含丙烷、丁烷、乙烷或乙苯中的至少一种，并且反应系统可以是脱氢系统，在所述脱氢系统中在存在脱氢催化剂(如包含铂、钯或其组合的催化剂)的情况下进料流可以通过脱氢而转化为轻质烯烃。随后在本公开中提供了关于与各种进料流一起使用的合适的催化剂的进一步讨论。
现参考图1，示意性地描绘了实例反应器系统102。反应器系统102通常包括反应器部分200和催化剂处理部分300。如本文在图1的情形中所使用，反应器部分200通常是指反应器系统102中发生主要过程反应的部分。举例来说，反应器系统102可以是脱氢系统，其中在存在脱氢催化剂的情况下在反应器系统102的反应器部分200中对进料流进行脱氢。反应器部分200包含反应器202，其可包括下游反应器区段230、上游反应器区段250和催化剂分离区段210，所述催化剂分离区段用于将催化剂与在反应器202中形成的化学产物分离。
同样，如本文中所使用，图1的系统的催化剂处理部分300通常是指反应器系统102中以某种方式(如通过燃烧)来处理催化剂的部分。催化剂处理部分300可包含燃烧器350和立管330，并且可以任选地包含催化剂分离区段310。催化剂可以通过在燃烧器350中燃烧再生器燃料源再生或以其它方式处理。在一些实施例中，再生器燃料源可包括沉积在反应器系统102的反应器部分200 中的催化剂上的焦炭或其它污染物。在另外的实施例中，例如在稳态下操作时，再生器燃料源可以是补充燃料流，如包含甲烷的流。
如果在催化剂上没有形成焦炭或另一种可燃材料，或在催化剂上形成的焦炭量不足以将催化剂加热到所需温度，那么可使用补充燃料来加热催化剂处理部分300中的催化剂。在一些实施例中，再生器燃料源可包括补充燃料流与沉积在催化剂上的焦炭或其它可燃污染物的任何组合。再生器燃料源在催化剂处理部分300中的燃烧可通过去除沉积在催化剂上的焦炭沉积物或其它污染物、将催化剂的温度升高到反应器部分200的操作温度范围或两者来再生催化剂。
在一个或多个实施例中，催化剂分离区段210可与燃烧器350流体连通(例如，通过竖管426)，并且催化剂分离区段310可与上游反应器区段250流体连通(例如，通过竖管424和输送立管430)。
参考图1，将描述反应器系统102进行连续反应的一般操作。在反应器系统102的反应器部分200的操作期间，进料流可以进入输送立管430，并且产物流可以通过管道420离开反应器系统102。根据一个或多个实施例，反应器系统102可以通过将化学进料(例如，在进料流中)和流化催化剂馈入上游反应器区段250中操作。化学进料可与上游反应器区段250中的催化剂接触，并且每一化学进料可向上流入并通过下游反应器区段230以产生化学产物。可以将化学产物和催化剂从下游反应器区段230中排出到达催化剂分离区段210中的分离装置220。催化剂可以在分离装置220中与化学产物分离。随后可以将化学产物从催化剂分离区段210输送走。举例来说，可通过催化剂分离区段210 的气体出口端216处的管道420从反应器系统102中去除经分离的蒸气。根据一个或多个实施例，分离装置220可以是旋流分离系统，所述旋流分离系统可以包括两个或更多个旋流分离阶段。
根据一些实施例，在分离装置220中将催化剂与蒸气分离之后，催化剂通常可移动通过汽提器224到达反应器催化剂出口端222，其中催化剂可通过竖管426从反应器部分200传送出并进入催化剂处理部分300。任选地，催化剂还可通过竖管422直接往回传送到上游反应器区段250。在一些实施例中，催化剂可与经处理的催化剂在输送立管430中预混合。
分离的催化剂可以从催化剂分离区段210传递到催化剂处理部分300的燃烧器350中。在燃烧器350中，催化剂可以通过例如燃烧来处理。例如但不限于，催化剂可以是脱焦的和/或可以燃烧补充燃料以加热催化剂。燃烧器350可以包括另外的下部反应器区段入口端352，其中空气入口428连接到燃烧器350。空气入口428可供应反应性气体，如含氧气体或其它氧化剂，其可与废催化剂或补充燃料反应以至少部分地再生催化剂。催化剂可从燃烧器350排出，并且通过立管330到达立管终端分离器378，其中来自立管330的气体和固体组分被至少部分地分离。蒸气和剩余固体被输送到催化剂分离区段310中的二级分离装置320，在所述催化剂分离区段中剩余催化剂与来自催化剂处理的气体(例如，通过燃烧废催化剂或补充燃料放出的气体)分离。来自催化剂再生的燃烧气体可以通过燃烧气体出口432从催化剂处理部分300去除。
随后，分离的催化剂通过竖管424和输送立管430从催化剂分离区段310 传递到上游反应器区段250，其中所述分离的催化剂进一步用于催化反应。因此，催化剂在操作时可以在反应器部分200与催化剂处理部分300之间循环。一般来说，包括进料流和产物流的经处理化学流可为气态的，且催化剂可为流化颗粒固体。
反应器系统102的反应器部分200和催化剂处理部分300的容器、立管、分离器、竖管和其它组件可以包括金属框架，并且可以另外包括耐火衬里或用于保护金属框架和/或控制过程条件的其它材料。与反应器系统102的催化剂处理部分300和反应器部分200相关联或耦合的管道、竖管、容器、阀门、配件和其它设备也可以包括耐火衬里或用于保护金属框架和/或控制过程条件的其它材料。
参考图1，催化剂处理部分300可包括催化剂料斗360。催化剂料斗360 可以包括适合于容纳和储存催化剂的任何箱、槽、容器或其它储存器。催化剂料斗360可以通过催化剂料斗传送管线434流体地耦合到催化剂处理部分300。在反应器系统102中的反应开始期间，可以将催化剂从催化剂料斗360引入催化剂处理部分300。另外，在一些实施例中，在反应器系统102中的连续反应阶段期间，可以将催化剂从催化剂料斗360引入催化剂处理部分300，以便例如替代损失的催化剂。
在反应器系统102的操作的连续反应阶段期间，反应器系统102的催化剂处理部分300(确切地说，燃烧器350)可维持在操作温度范围内的温度。燃烧器350的操作温度范围可以大于或等于650℃、大于或等于700℃或者甚至大于或等于750℃。在一些实施例中，燃烧器350的操作温度范围可为650℃到1000 ℃、650℃到800℃、650℃到900℃、700℃到1000℃、700℃到900℃、700℃到800℃、750℃到1000℃或甚至750℃到900℃。如本文先前所论述，维持燃烧器350中的操作温度可以包括在燃烧器350中燃烧补充燃料。
在流化反应器系统中的连续反应开始期间，将催化剂装入反应器系统102 的催化剂处理部分300。可以加热最初处于第一温度(其远低于催化剂处理部分300的操作温度)的催化剂，以将催化剂的温度从第一温度升高到第二温度。在开始过程的持续时间的一部分或全部时间中，催化剂的温度可以小于操作温度范围，如小于650℃。如本文先前所论述，由于甲烷成本低，因此经常在补充燃料中包括大量的甲烷(例如，超过50体积％)以用于催化剂处理部分300 的操作。然而，对于甲烷的燃烧，在小于650摄氏度(℃)的温度下转化率相对较低(例如，甲烷的转化率小于40％)。图2以图形方式描绘了对于流化反应器系统中纯甲烷流的燃烧，甲烷(CH4)的转化率随温度的变化。针对11标准立方厘米每分钟(sccm)的甲烷流动速率，测量了数据系列的转化率602、604 和606。针对22sccm的甲烷流动速率，测量了数据系列的转化率608和610。针对33sccm的甲烷流动速率，测量了数据系列的转化率612和614。如图2 所示，低于650℃时，甲烷的转化率小于约30％，并且随着温度从600℃降低至550℃而继续降低。图2还显示，转化率随着甲烷流动速率的增加而降低。因此，观测表明增加甲烷的流动可能会降低转化率。因此，根据一个或多个实施例，在低于650℃的温度下甲烷的转化率对于提供足以将催化剂的温度维持在反应器系统102的催化剂处理部分300的操作温度范围内的热量可能不是有效的。
如本文先前所论述，由于补充燃料中的甲烷在低于650℃的温度下可能不会以高转化率燃烧，因此依赖具有甲烷的补充燃料的流化反应系统通常包括外部热源(如通过燃料的燃烧而产生的加热气体流)，以在连续反应开始期间提高反应器系统中催化剂的温度。然而，通过容器的耐火衬里和反应器系统102的其它组件向环境流失的热量可能导致催化剂的平衡温度远小于反应器系统的操作温度或补充燃料可用于加热催化剂的温度。如前所述，一些流化反应器系统可以包括用于进一步提高催化剂温度的燃料油系统，但是，可能需要专用设备来储存和处理燃料油。
用于在反应器系统102中开始连续反应的本公开的方法可以利用来自反应器系统102的催化剂来催化至少一部分开始燃料气体流的燃烧，所述开始燃料气体流可以包括在存在催化剂的情况下在相对较低的温度(如低于500℃的温度)下进行催化燃烧的开始燃料气体。例如，在一些实施例中，用于在反应器系统102中开始连续反应的方法可以包括通过使催化剂与开始燃料气体流接触来将催化剂从第一温度加热至第二温度(例如，反应器系统102的操作温度、可使用补充燃料的温度或大于第一温度的其它温度)。在一些实施例中，催化剂与开始燃料气体流的接触可导致开始燃料气体在低于500℃的温度下以高转化率(例如，大于50％的转化率)燃烧。
例如，图3以图形方式描绘了对于在存在铂催化剂的情况下氢气的燃烧，包含氢气的开始燃料气体流的转化率702(y轴-左侧)和温度704(y轴-右侧) 随反应时间(TOS)(x轴)的变化。在反应100分钟后，系统的温度从50℃升高到约80℃，并且在反应450分钟后进一步升高到超过100℃。如图3所示，在35℃至50℃之间的温度下，氢气的转化率可大于50％。在约80℃的温度下，氢气的转化率可大于90％。高于100℃，氢气的转化率可能为约100％。参考图 6，示出了对于在存在铂催化剂的情况下乙烯的燃烧，包含乙烯的开始燃料气体流的转化率804(y轴-左侧)和温度704(y轴-右侧)随反应时间(x轴)的变化。在燃烧期间，每隔150到200分钟反应时间的规则时间间隔，燃烧系统的温度增加50℃。如图6所示，在100℃的温度下燃烧过程开始时，在存在铂催化剂的情况下乙烯的转化率大于50％。在约250℃的温度下，乙烯的转化率增加至约80％，并且在等于或大于300℃下在存在铂催化剂的情况下乙烯燃烧的转化率为100％。
因此，在一些实施例中，在存在催化剂的情况下在低于500℃的温度下开始燃料气体(如氢气和/或乙烯)可以高转化率(例如，大于50％的转化率)进行催化燃烧。在一些实施例中，在存在催化剂的情况下，开始燃料气体可以在不引入火焰或外部热源的情况下进行催化燃烧。开始燃料气体的催化燃烧可产生热量，其可将催化剂从第一温度加热至第二温度。
在一些实施例中，用于在反应器系统中开始连续反应的方法可以包括将处于第一温度的催化剂引入催化剂处理部分300，使催化剂与开始燃料气体流接触，且维持催化剂与开始燃料气体流的接触，直到催化剂的温度从第一温度升高到第二温度为止，在所述第二温度下再生器燃料源的燃烧足以将反应器系统 102和/或催化剂的温度维持在催化剂处理部分300的操作温度范围内。
催化剂可以包括过渡金属，所述过渡金属可用于以相对较高的效率催化在小于500℃下开始燃料气体的燃烧。在一些实施例中，催化剂可以包括铂、钯或其组合。在一些实施例中，催化剂可以包括催化剂载体，并且铂、钯和/或其它催化金属可以负载在催化剂载体上。催化剂载体可以是金属氧化物，如二氧化硅、氧化铝、二氧化硅和氧化铝、二氧化钛、其它金属氧化物或金属氧化物的组合。例如，在一些实施例中，催化剂载体可以是沸石，如ZSM-5沸石。催化金属(如铂、钯和/或其它催化金属)可以负载在催化剂载体的表面上或掺入催化剂载体中。
催化剂的第一温度可以是催化剂在催化剂料斗360中的储存温度。在一些实施例中，催化剂的第一温度可以小于补充燃料油(如煤油)的燃烧温度。例如，在一些实施例中，催化剂的第一温度可小于或等于500℃、小于或等于400 ℃、小于或等于300℃、小于或等于250℃、小于或等于200℃或甚至小于或等于100℃。催化剂的第一温度可大于或等于环境温度，如大于或等于0℃、大于或等于10℃或甚至大于或等于20℃。在一些实施例中，催化剂的第一温度可为 0℃到500℃、0℃到400℃、0℃到300℃、0℃到250℃、0℃到200℃、0℃到100℃、20℃到500℃、20℃到400℃、20℃到300℃、20℃到250℃、20℃到 200℃或20℃到100℃。
参考图1，在连续反应开始期间，可通过使催化剂从催化剂料斗360经过催化剂料斗传送管线434且进入催化剂处理部分300，来将催化剂引入反应器系统102的催化剂处理部分300。在一些实施例中，可将催化剂引入到催化剂处理部分300的燃烧器350中。在另外的实施例中，可将催化剂引入到反应器系统102的催化剂处理部分300或反应器部分200的其它区段中并且运输到燃烧器350。
如本文先前所描述，开始燃料气体可以是在存在催化剂的情况下在小于或等于500℃、小于或等于400℃、小于或等于300℃、小于或等于250℃、小于或等于200℃或甚至小于或等于100℃的温度下以大于50％(如大于60％、大于70％或甚至大于80％)的转化率进行燃烧的气体。例如，在一些实施例中，开始燃料气体可以包括氢气、具有至少3个碳原子(如3至20个碳原子)的一种或多种烷烃、具有至少2个碳原子(如2至20个碳原子)的一种或多种烯烃、一种或多种芳香族烃或其组合。具有至少3个碳原子的烷烃可包括但不限于丙烷、丁烷、异丁烯、戊烷、具有至少3个碳原子的其它烷烃或其组合。具有至少2个碳原子的烯烃可以包括但不限于乙烯、丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、具有至少2个碳原子的其它烯烃或其组合。芳香族烃可包括但不限于苯、甲苯、二甲苯、其它芳香族烃或其组合。在一些实施例中，开始燃料气体可以选自由以下组成的组：氢气、丙烷、正丁烷、异丁烷、乙烯、丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、苯、甲苯、二甲苯或其组合。
在一些实施例中，按开始燃料气体流的总摩尔流动速率计，开始燃料气体流可以包括大于或等于80mol％的开始燃料气体。举例来说，在一些实施例中，按开始燃料气体流的总摩尔流动速率计，开始燃料气体可包括大于或等于80 mol％、大于或等于90mol％、大于或等于95mol％、大于或等于99mol％或甚至大于99.9mol％的开始燃料气体。在一些实施例中，按开始燃料气体流的总摩尔流动速率计，开始燃料气体流可为包含大于或等于99mol％氢气的纯度氢气流。在其它实施例中，开始燃料气体流可为来自烃处理厂的废气流，所述废气流包括按废气流的总摩尔流动速率计大于或等于80mol％的氢气。在其它实施例中，按开始燃料气体流的总摩尔流动速率计，开始燃料气体流可以包括大于或等于80mol％的乙烯。在一些实施例中，开始燃料气体流可包括氢气和乙烯的组合。
参考图1，可将开始燃料气体流500引入到催化剂处理部分300的燃烧器 350中。在一些实施例中，可以通过安置在燃烧器350内的一个或多个分配器 (未图示)将开始燃料气体流500引入燃烧器350。在将开始燃料气体流500引入燃烧器350之前，可将开始燃料气体流500通过压缩器502以增加开始燃料气体流500的压力。可以在5磅每平方英寸表压(psig)至200psig(34.47千帕斯卡(kPa)至1378.95kPa，其中1psig＝6.89kPa)的压力下将开始燃料气体流500供应到燃烧室350。在一些实施例中，可包括控制阀以控制开始燃料气体的流动速率并将开始燃料气体的压力调节为等于单位反应器系统102和/ 或燃烧器350的操作压力。在一些实施例中，压缩器502可用于将开始燃料气体流500的温度升高到至少大于环境温度的开始燃料气体入口温度，如大于或等于50℃、大于或等于60℃、大于或等于80℃或甚至大于或等于100℃。在一些实施例中，可以如通过使开始燃料气体流500通过任选的热交换器(未图示) 来预热开始燃料气体流500，以将温度升高到大于环境温度，如大于或等于50 ℃、大于或等于60℃、大于或等于80℃或甚至大于或等于100℃。
仍参考图1，引入到燃烧器350中的开始燃料气体流500可与燃烧器350 中的催化剂接触。在一些实施例中，催化剂可以在连续反应开始期间循环通过反应器系统102。例如，催化剂可以在开始期间连续地循环通过反应器系统102 的催化剂处理部分300和反应器部分200。在一些实施例中，催化剂可在开始期间在燃烧器350内流化并且可以不循环通过反应器系统102的反应器部分 200。
开始燃料气体流500与燃烧器350中的催化剂的接触可引起开始燃料气体流500中的开始燃料气体的燃烧。由燃烧开始燃料气体产生的热量可升高燃烧器350中催化剂的温度。维持开始燃料气体流500与催化剂的接触可以将催化剂的温度从第一温度升高到第二温度。维持开始燃料气体流500与催化剂的接触可以包括在开始连续反应的整个过程中维持开始燃料气体流500向燃烧器 350的流动。
如本文所述，催化剂的“第二温度”可以是再生器燃料源的燃烧足以加热催化剂并维持反应器系统102的催化剂处理部分300中的操作温度范围的温度。例如，在一些实施例中，第二温度可以是在催化剂上形成的焦炭沉积物的燃烧提供足够的热量以维持反应器系统102的催化剂处理部分300的操作温度的温度。在一些实施例中，第二温度可以是燃烧补充燃料的转化率足以维持催化剂处理部分300的操作温度的温度。在一些实施例中，第二温度可大于或等于650 ℃、大于或等于700℃或甚至大于或等于750℃。
维持开始燃料气体流500与催化剂的接触可以将催化剂的温度从第一温度升高到第二温度。在一些实施例中，维持开始燃料气体流500与催化剂的接触可将催化剂的温度从小于500℃升高到大于或等于650℃、从小于500℃升高到大于或等于到700℃、从小于500℃升高到大于或等于750℃、从小于或等于400 ℃升高到大于或等于650℃、从小于或等于400℃升高到大于或等于700℃、从小于或等于400℃升高到大于或等于750℃、从小于或等于300℃升高到大于或等于650℃、从小于等于或大于300℃升高到大于或等于700℃、从小于或等于 300℃升高到大于或等于750℃、从小于或等于250℃升高到大于或等于650℃、从小于或等于250℃升高到大于或等于700℃、从小于或等于250℃升高到大于或等于750℃、从小于或等于200℃升高到大于或等于650℃、从小于或等于200 ℃升高到大于或等于700℃、从小于或等于200℃升高到大于或等于750℃、从小于或等于100℃升高到大于或等于650℃、从小于或等于100℃升高到大于或等于700℃或从小于或等于100℃升高到大于或等于750℃。
在存在催化剂的情况下通过催化燃烧开始燃料气体流500中的开始燃料气体来将催化剂的温度升高到第二温度可以替代在连续操作开始期间用于加热催化剂的燃料油系统。因此，使用开始燃料气体流500可以消除对燃料油筒、传送泵、控制设备、燃料油卸载设备和典型燃料油系统的其它组件的需要。使用开始燃料气体流500来加热催化剂还可消除对燃烧器350中的额外燃料油分配器和用于吹扫燃料油系统的空气吹扫系统的需要。
在一些实施例中，用于在反应器系统102中开始连续反应的方法可以包括干燥反应器系统102的组件的耐火衬里。在一些实施例中，可以在将催化剂引入反应器系统102的催化剂处理部分300之前对反应器系统的耐火衬里进行干燥。干燥反应器系统102的耐火衬里可以包括将加热的气体引入反应器系统 102。加热的气体可以具有大于或等于100℃的温度。
参考图1，在一些实施例中，用于干燥反应器系统102的耐火衬里的加热的气体520可以是加热的空气、来自直接燃烧的烟道气、如氦气、氩气或氮气的惰性气体或其组合。其它气体流也可以用于加热的气体520。在一些实施例中，加热的气体520可以是通过在燃烧装置522中燃烧燃料而产生的加热的烟道气。在一些实施例中，燃烧装置522可以是用火烧的加热器。
替代地或另外地，在一些实施例中，开始燃料气体流500可用于干燥反应器系统102的耐火衬里。例如，在一些实施例中，压缩器502可以将开始燃料气体流500的温度升高到足以干燥反应器系统102的耐火衬里的温度。在一些实施例中，当在存在催化剂的情况下在催化剂处理区段中混合时，压缩器502 可将开始燃料气体流500的温度升高到大于或等于100℃或甚至大于或等于130 ℃的温度。在一些实施例中，干燥耐火衬里可包括在存在催化剂的情况下将开始气体流的温度升高到大于或等于100℃的温度，并使加热的催化剂循环通过反应系统。在一些实施例中，利用通过燃烧开始燃料气体流500而加热的催化剂来干燥反应器系统102的耐火衬里可以减少或消除对用于产生热烟道气来干燥耐火衬里的燃烧装置522的需要。
在一些实施例中，开始燃料气体流500可以包括来自烃处理设施的废气流。在这些实施例中，开始燃料气体流500可以包括甲烷或其它有机气体，其在存在催化剂的情况下在低于反应器系统102的操作温度范围的温度下(如在催化剂的第一温度下)不会以大于50％的高转化率燃烧。例如，在一些实施例中，开始燃料气体流500可包括大于或等于10重量％的甲烷、大于或等于20重量％的甲烷、大于或等于30重量％的甲烷或甚至大于或等于40重量％的甲烷。如本文先前关于图2所论述，在低于约650℃的温度下，甲烷可能不会经历大量燃烧。在大部分或所有开始过程中，催化剂和反应器系统102的温度可以低于 650℃。因此，可以预期开始燃料气体流500中的任何甲烷都将经过催化剂处理部分300并通过燃烧气体出口432从催化剂处理部分300排出。开始燃料气体流500中甲烷的通过可能会导致催化剂处理部分300下游出现危险情况。
在一些实施例中，用于在反应器系统102中开始连续反应的方法可包括在开始燃料气体流500与催化剂接触之前从开始燃料气体流500中去除至少一部分甲烷和/或其它非催化可燃烧的有机气体。参考图4，在一些实施例中，反应器系统102可包括分离器510，其用于从废气流512中去除甲烷以产生开始燃料气体流500。可将废气流512引入分离器510，并且分离器510可以从废气流 512中去除至少一部分甲烷以产生开始燃料气体流500和富甲烷流514。然后可将开始燃料气体流500引入燃烧器350中的催化剂。在一些实施例中，可以在分离器510的下游进一步处理富甲烷流514。尽管本文对关于从废气流512中去除甲烷以产生开始燃料气体流500进行了描述，但是分离器510也可用以从废气流512或含有开始燃料气体的其它气体流中去除其它化合物，如在存在催化剂的情况下不经历催化燃烧的其它有机化合物。
在一些实施例中，用于在反应器系统102中开始连续反应的方法可以包括从由在燃烧器350(图1)中燃烧开始燃料气体流500而产生并从反应器系统 102排出的燃烧气体中去除碳化合物，如甲烷和其它有机气体。参考图5，在一些实施例中，反应器系统102可以包括燃烧气体处理系统530，其用于从自反应器系统102的催化剂处理部分300排出的燃烧气体504中去除甲烷和其它有机气体。在一些实施例中，燃烧气体处理系统530可以包括焚烧炉，其可用于燃烧燃烧气体504中的甲烷和/或其它有机气体。用于从气体流中去除有机化合物的其它已知方法也可以包括在燃烧气体处理系统530中。尽管本文对关于从反应器系统102排出的燃烧气体504中去除甲烷进行了描述，但是燃烧气体处理系统530也可用于从燃烧气体504中去除其它化合物，如其它有机化合物或未燃烧的氢气。
在反应器系统102中开始连续反应的方法可用于在任何流化反应器系统中开始连续反应，所述流化反应器系统包括具有铂、钯或其组合的催化剂。例如，在一些实施例中，反应器系统102可包括脱氢反应系统、催化裂化反应系统、脱水反应系统或甲醇制烯烃反应系统。
根据一个或多个实施例，反应器系统102中的反应可以是脱氢反应。根据此类实施例，进料流可包含乙烷、丙烷、正丁烷和异丁烷中的一种或多种。在一些实施例中，进料流可包括至少50重量％的乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷或其组合。在一个或多个实施例中，脱氢反应可利用包括铂和任选的镓的催化剂。铂和任选的镓可由氧化铝或氧化铝二氧化硅载体携带，并且可任选地包含钾。此类铂催化剂公开于美国专利第8,669,406号中，所述专利以全文引用的方式并入本文中。
在一些实施例中，所述反应可以是裂化反应。根据此类实施例，进料流可包含石脑油、正丁烷或异丁烷中的一种或多种。例如，如果反应是裂化反应，那么进料流可包括至少50重量％的石脑油、正丁烷、异丁烷或其组合。在一个或多个实施例中，裂化反应可利用一种或多种沸石作为催化剂。在一些实施例中，用于裂化反应的一种或多种沸石可包含ZSM-5沸石。然而，应理解，其它合适的催化剂可用于执行裂化反应。在一些实施例中，裂化催化剂可包括铂。举例来说，裂化催化剂可包括0.001重量％至0.05重量％的铂。铂可以作为硝酸铂喷涂，并且在高温(如约700℃)下煅烧。
根据一些实施例，所述反应可以是脱水反应。根据此类实施例，进料流可包含乙醇、丙醇或丁醇中的一种或多种。例如，如果反应是脱水反应，那么进料流可包括至少50重量％的乙醇、丙醇、丁醇或其组合。在一个或多个实施例中，脱水反应可利用一种或多种酸催化剂。在一些实施例中，用于脱水反应的一种或多种酸催化剂可包含沸石(如ZSM-5沸石)、氧化铝、非晶形铝硅酸盐、酸粘土或其组合。在一些实施例中，催化剂可以进一步包括铂、钯或由酸催化剂负载的其组合。然而，应理解，其它合适的催化剂可用于执行脱水反应。
根据一个或多个实施例，所述反应可以是甲醇制烯烃反应。根据此类实施例，进料流可以包含甲醇。例如，如果反应是甲醇制烯烃反应，那么进料流可包含至少50重量％的甲醇。在一个或多个实施例中，甲醇制烯烃反应可利用一种或多种沸石作为催化剂。在此类实施例中，催化剂可包含一种或多种沸石。在一些实施例中，用于甲醇制烯烃反应的一种或多种沸石可包含ZSM-5沸石或 SAPO-34沸石中的一种或多种。在一些实施例中，催化剂可以进一步包括铂、钯或其组合。然而，应理解，其它合适的催化剂可用于执行甲醇制烯烃反应。
出于描述和定义本发明的目的，应注意，术语“约”在本文中用于表示可归因于任何定量比较、值、测量或其它表示的固有不确定度。本文中还采用术语表示在不导致在所关注的主题的基本功能变化的情况下，定量表示可从规定的参考变化的程度。
应注意，以下权利要求书中的一项或多项利用术语“其中”作为过渡短语。出于限定本发明的目的，应注意，此术语在权利要求书中引入为开放的过渡短语，用于引入结构的一系列特性的叙述且应以与更多常用的开放式前导术语“包含”相同的方式解释。
通常，本文所述的反应器系统102的任何系统单元的“入口端”和“出口端”指代系统单元中的开口、孔、通道、开孔、间隙或其它相似机械特征。例如，入口端允许材料进入特定系统单元并且出口端允许材料从特定系统单元离开。通常，出口端或入口端将限定反应器系统102的系统单元的区域，管道、导管、管子、软管、材料输送管线或相似机械特征附接到所述系统单元的区域，或界定另一个系统单元直接附接上的系统的一部分。虽然入口端和出口端在本文中有时可以描述为功能性地操作，但是其可具有类似或相同物理特性，并且其在可操作系统中的相应功能不应被解释为限制其物理结构。
对于本领域技术人员将显而易知的是，在不脱离本发明的精神和范围的情况下，可对本发明进行各种修改和变型。因为本领域的技术人员可进行并入本发明的精神和实质的所公开的实施例的修改组合、子组合和变化，所以本发明应被解释为包括在所附权利要求书和其等效物的范围内的所有事物。

Claims (14)

1.一种在反应器系统中开始连续反应的方法，所述方法包含：
将催化剂引入所述反应器系统的催化剂处理部分，其中所述催化剂最初具有500℃或更低的第一温度；
在所述催化剂处理部分中使处于所述第一温度下的所述催化剂与包含至少80mol％的开始燃料气体的开始燃料气体流接触，其中所述开始燃料气体包含至少一种选自由以下组成的组的化合物：氢气、丙烷、正丁烷、异丁烷、乙烯、丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、戊烯、苯、甲苯、二甲苯或其组合，其中处于所述第一温度下的所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触引起所述开始燃料气体的催化燃烧；
维持所述催化剂与所述开始燃料气体流的接触，直到所述催化剂的温度从所述第一温度升高到至少650℃的第二温度为止，在所述第二温度下再生器燃料源的燃烧维持了所述催化剂处理部分中的操作温度范围，
其中所述再生器燃料源包含甲烷和/或沉积在所述催化剂上的焦炭。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二温度为至少700℃。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述第二温度为至少750℃。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述第一温度小于或等于400℃。
5.根据权利要求4所述的方法，其中所述第一温度小于或等于300℃。
6.根据权利要求5所述的方法，其中所述第一温度小于或等于250℃。
7.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述催化剂包含铂、钯或其组合。
8.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述开始燃料气体包含氢气、乙烯或其组合。
9.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其进一步包含在将所述催化剂引入所述反应器系统的所述催化剂处理部分之前干燥所述反应器系统的耐火衬里。
10.根据权利要求9所述的方法，其中干燥所述耐火衬里包括将加热的气体引入所述反应器系统中，其中所述加热的气体具有大于或等于100℃的温度。
11.根据权利要求1所述的方法，其进一步包含干燥所述反应器系统的耐火衬里，其中干燥所述反应器系统的耐火衬里包含：
在催化剂处理容器中在存在催化剂的情况下用热空气将所述开始燃料气体流的温度升高到大于或等于100℃的温度；和
将通过燃烧所述开始燃料气体流而产生的加热的催化剂循环通过所述反应器系统。
12.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其进一步包含在使所述开始燃料气体流与所述催化剂接触之前从所述开始燃料气体流中去除至少一部分甲烷。
13.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其进一步包含从由燃烧所述开始燃料气体产生并从所述反应器系统中排出的燃烧气体中去除碳化合物。
14.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述反应器系统包含脱氢反应系统、催化裂化反应系统、脱水反应系统或甲醇制烯烃反应系统。
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Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2002096844A1 (en) * 2001-05-25 2002-12-05 Snamprogetti S.P.A. Integrated process for the preparation of alkyl and alkenyl substituted aromatic compounds
CN101321717A (zh) * 2005-12-02 2008-12-10 埃克森美孚化学专利公司 由甲烷生产芳族烃
WO2013009820A1 (en) * 2011-07-13 2013-01-17 Dow Global Technologies Llc Reactivating propane dehydrogenation catalyst
CN107428633A (zh) * 2015-03-30 2017-12-01 陶氏环球技术有限责任公司 集成的c3‑c4烃脱氢方法

Family Cites Families (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3033906A (en) 1958-08-06 1962-05-08 Gulf Research Development Co Process for converting normal hexane to benzene
US3657153A (en) 1969-04-08 1972-04-18 Inst De Cercetari Pentru Prelu Process for the preparation of a catalyst for the reforming and aromatization of benzines
US4072600A (en) * 1974-02-08 1978-02-07 Mobil Oil Corporation Catalytic cracking process
NL8800973A (nl) 1988-04-14 1989-11-01 Cardee Netherlands B V Werkwijze voor het vervaardigen van prentbriefkaarten alsmede inrichting voor het uitvoeren van de werkwijze.
CN1237036C (zh) * 2000-02-02 2006-01-18 陶氏环球技术公司 用于生产链烯基取代的芳香族化合物的综合方法
DE10060099A1 (de) * 2000-12-04 2002-06-06 Basf Ag Regenerierung eines Dehydrierkatalysators
ITMI20012709A1 (it) 2001-12-20 2003-06-20 Snam Progetti Composizione catalitica per la deidrogenazione di idrocarburi alchilaromatici
ITMI20040198A1 (it) 2004-02-09 2004-05-09 Snam Progetti Dispositivo reattore-rigeneratore e suo impiego nella produzione di stirene
WO2005077867A2 (en) 2004-02-09 2005-08-25 The Dow Chemical Company Process for the preparation of dehydrogenated hydrocarbon compounds
CN101130466B (zh) 2006-08-23 2011-05-04 中国科学院大连化学物理研究所 制取低碳烯烃流态化催化反应装置的开工方法
EP2408558B1 (en) 2009-03-19 2017-06-28 Dow Global Technologies LLC Dehydrogenation process and catalyst
US8415264B2 (en) * 2010-04-30 2013-04-09 Uop Llc Process for regenerating catalyst in a fluid catalytic cracking unit
CN103814114B (zh) * 2011-07-27 2018-04-24 沙特阿拉伯石油公司 在下流式反应器中流化催化裂化链烷烃族石脑油
ITMI20112403A1 (it) 2011-12-28 2013-06-29 Polimeri Europa Spa Composizione catalitica e procedimento per la deidrogenazione di buteni o miscele di butani e buteni a dare 1-3 butadiene
FR3002946B1 (fr) 2013-03-06 2016-09-16 Eurecat Sa Procede pour le demarrage d'unites d'hydrotraitement ou d'hydroconversion
US20160060542A1 (en) 2014-08-26 2016-03-03 Exxonmobil Research And Engineering Company Fluidized bed unit startup
US9815040B2 (en) 2015-06-26 2017-11-14 Dow Global Technologies Llc Fluid solids contacting device
US9827543B2 (en) 2015-06-30 2017-11-28 Dow Global Technologies Llc Fluid solids contacting device
US9889418B2 (en) 2015-09-29 2018-02-13 Dow Global Technologies Llc Fluidized fuel gas combustor system for a catalytic dehydrogenation process
AR107628A1 (es) 2016-03-01 2018-05-16 Dow Global Technologies Llc Regeneración de catalizador

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2002096844A1 (en) * 2001-05-25 2002-12-05 Snamprogetti S.P.A. Integrated process for the preparation of alkyl and alkenyl substituted aromatic compounds
CN101321717A (zh) * 2005-12-02 2008-12-10 埃克森美孚化学专利公司 由甲烷生产芳族烃
WO2013009820A1 (en) * 2011-07-13 2013-01-17 Dow Global Technologies Llc Reactivating propane dehydrogenation catalyst
CN107428633A (zh) * 2015-03-30 2017-12-01 陶氏环球技术有限责任公司 集成的c3‑c4烃脱氢方法

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