CN1409695A - 流化床反应器中烷基芳香化合物脱氢和催化剂再生 - Google Patents

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Abstract

一种制备乙烯基芳香化合物例如苯乙烯的方法。该方法包括在单层外壳的流化床反应器里流化脱氢反应催化剂，所述的流化床反应器包括反应区和催化剂再生区；将烷基芳香化合物例如乙苯与脱氢催化剂在脱氢区接触以产生乙烯基芳香化合物，例如苯乙烯；通过蒸汽与失效的催化剂在再生区接触原位再生该催化剂。本发明描述了一种流化床反应器，其特征在于一个稀相区(freeboard zone)，一个反应区，和一个催化剂再生区，所有这些均在一个单层壳中。

Description

流化床反应器中烷基芳香化合物脱氢和催化剂再生
本申请要求于1999年12月17日申请的美国临时申请序列号60/172,274的优先权。
一方面，本发明涉及烷基芳香化合物脱氢过程，例如乙苯，生成乙烯基芳香化合物，如苯乙烯。另外，本发明涉及用于烷基芳香化合物脱氢的催化剂再生方法。另一方面，本发明涉及流化床反应器，其中在流化床反应器中进行一种有机的过程，例如前述的脱氢过程。
烷基芳香化合物，例如乙苯，异丙基苯，二乙基苯，对乙基甲苯，的脱氢可应用于制备苯乙烯和苯乙烯的取代衍生物，如α-甲基苯乙烯，二乙烯基苯和对甲基苯乙烯。苯乙烯及其取代衍生物也可作为形成聚苯乙烯，苯乙烯-丁二烯橡胶(SBR)，丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)，苯乙烯-丙烯腈(SAN)和不饱和聚酯树脂的单体。
流化床反应器对于包括脱氢工艺在内的大量催化有机工艺很重要。
对于乙烯基芳香化合物，如苯乙烯，主要的制造路线是烷基芳香化合物，如乙苯，的直接催化脱氢。公开这一方法的专利包括如美国专利4,404,123，美国专利5171,914，美国专利5,510,552，美国专利5679,878。催化剂一般包含氧化铁，并且，另外可能包含氧化铬和钾化合物，如氢氧化钾，或碳酸钾作为助催化剂。因为此过程是高度吸热的，通过把高热蒸汽流引入工艺反应器而吸收能量，前述的工艺反应器代表的是固定床设计。工艺温度一般在550℃到700℃之间。通过保持乙苯低的局部压力而控制副反应。
以上所描述使用的固定床反应器的脱氢过程有许多缺点。首先，固定床反应器，以催化剂颗粒的固定床为特征，很难均匀加热至高温。在乙苯生成苯乙烯的吸热脱氢中，固定催化床的下游(出口端)比上游催化床的(进口端)冷。因为温度的差别可能导致降低在反应器的下游出口端乙苯的转化，所以原料流流一般预热到比要求的温度高。结果，临近反应器的进口端的催化剂床可能过热且一般比更下游的远端催化剂失效快。在这种情况下，需要大型催化剂床来经受长的运转周期。另一点，在固定床进行乙苯脱氢生成苯乙烯的工艺中，在脱氢过程中，蒸汽与乙苯并流进入来促进催化剂的原位再生。一般地，要求蒸汽与乙苯的重量比要高，一般高于1.2到2.0或者可能更高，此过程的缺点是要求输入高的能量和大量的再循环水。(蒸汽比烷基芳香化合物的重量比在下文中称为“气量油量比”)当全部的床活性减小到超过可操作的点时，催化剂必需更换。进一步的缺点，由于催化剂更换，固定床反应器一般要关闭数周。
别的参考，如美国专利3,651,146和美国专利4,471,146所公开的氧化脱氢过程，其中在该过程中，在氧化脱氢催化剂如碱土-磷酸盐镍或碱金属-氧化铬复合物存在下，乙苯在流化床反应器中与氧气接触生成苯乙烯。一个常规的流化床反应器包括一个单反应区，在此催化剂颗粒分离并循环。与固定床相比，流化床反应器提供了一个更等温的温度分布。一个等温的催化剂床一般对催化剂损伤小且产物的产率更高。当催化剂全面失效不能再生时，流化床反应器可以方便地更换催化剂。因为催化剂可以被看成流体，失效的催化剂可以从反应器中放出，而活性催化剂可以加入反应器而不会使化学过程停止。当连续传送一部分催化剂至再生装置在氧气环境下中再生，而后再生的催化剂重新循环投入至氧化脱氢反应器时，前面提到的氧化脱氢过程也可以进行。因为氧化副反应很难控制，所以随着烷基芳香化合物和氧气共同进入，在下游的出口端，氧化脱氢过程可以产生少量的乙烯基芳香化合物产物。另外，处理和加工有机化合物和氧气的混合物所涉及的安全问题很重要。作为进一步的缺点，催化剂在流化床反应器和再生装置之间的持续循环需要复杂的设备并经常需要高度抗摩擦的催化剂颗粒。
一些专利，如美国专利4,229,604和美国专利5,510,553，公开在无氧条件但有氧化脱氢催化剂，如氧化镁修饰的硅，或金属氧化物支持的可还原的钒氧化物存在的情况下，乙苯脱氢生成苯乙烯需要使用传输反应器。这些过程减小了采用烷基芳香化合物和氧气的混合物的危险；然而，这类催化剂的使用期限是短暂的。因此，催化剂必须在工艺反应器和再生装置之间连续循环，其中催化剂在氧气存在下再生。正如在上文中所述，催化剂在流化床反应器和再生装置之间的持续循环需要复杂的设备并经常需要高度抗摩擦催化剂颗粒。
前面提及的描述表明需要改善催化剂的脱氢过程。它将有很多优点，如，发现烷基芳香化合物，如乙苯，脱氢生成乙烯基芳香化合物，如苯乙烯的过程，提供以经济的气量油量比的有效的催化剂原位再生。如果在此过程中，活性催化剂代替失效的催化剂而不必关闭反应器或使用复杂的传输装置将是非常有益处的。如果等温床温度能够保持也是有益的。氧气将会使安全问题和处理程序复杂化，如果过程不需要氧气，它将也是有利的。最后，如果该工艺具有前述的所有特性，它将会是更理想的，且可以达到乙烯基芳香化合物的高产率。
另一方面，美国专利4,152,393公开了一种由单壳体构成的反应器，该单壳体包含一个反应区和一个再生区，它们排列成一定的方式，特别地，作为有同心的壁和轨道的收集，固体颗粒可以通过第一路径通过气流从再生区传到反应区，再通过第二路径回到再生区。通过再生区的气体不再转移到反应区，并且通过反应区的气体也不在转移到再生区。已知这种反应器在丙烯的氨氧化中是非常有用的。被公开的反应器会显示出高的迟滞流，以气泡沿着反应器内壁流动为特征。不利的是迟滞流减小了气相反应物与固体催化剂颗粒的接触，所以减小了该工艺的产率。作为进一步的缺点，此反应器拥有狭窄的弯曲空间和在此空间的多气体喷射，这可导致催化剂颗粒的高度摩擦。美国专利6,048,459公开一种颗粒状的床材料的流化方法，此方法包括收集和上移一部分高于流化床的流体，并且通过定位在床中的下导管循环上升的流体至流体床下。颗粒材料区可以延伸至流化床的下面使用，特别地，用于处理长时间积累的厌氧性污泥。
一方面，本发明是在单壳的流化床反应器内通过脱氢催化剂催化烷基芳香化合物脱氢生成乙烯基芳香化合物并原位再生脱氢催化剂的方法。本发明的方法包括，第一步：(a)包括一个反应区和一个再生区的单壳体流化床反应器中的流化脱氢催化剂，在流化状态下，催化剂在区中和两区间循环。(b)在足以制备相应的乙烯基芳香化合物的反应情况下，将烷基芳香化合物可选择地，蒸汽流与驻留在反应区中的脱氢催化剂接触。(c)驻留在再生区中的脱氢催化剂接触蒸汽流，这一接触在足以再生，至少部分再生脱氢催化剂的再生情况下进行。
本发明的脱氢过程比以前的工艺过程有更多的优点，它运用于制备工业上重要的乙烯基芳香化合物，如苯乙烯，对-甲基苯乙烯，α-甲基苯乙烯，二乙烯基苯。首先，本发明的方法不需要氧气。相应的在一些以前的工艺过程中发现的有机化合物与氧的混合物的处理和加工相联系的安全问题在本发明的工艺中可以排除。第二，在本发明方法中，汽量油量比较好的低于以前固定床工艺所用的汽量油量比。因此，本发明的工艺使用较少量的水用于循环，比已有技术工艺更节能且经济。一个附加的优点是，在流化床反应器中进行的本发明方法，基本上是等温的。与不均匀床温度相联系的问题，如过热和催化床上游进口端催化剂的损害，催化床下游出口端低产率，会基本排除。而且，热副产物的形成降低。作为进一步的优点，与以前技术方法所用的固定床的催化床规模相比本发明方法使用的催化床可以更少，然而仍可达到可比的运行周期。另一优点是，本发明方法提供了脱氢催化剂持续原位再生。本发明方法无需为催化剂再生或为把催化剂从流化床取出转移到再生装置而关闭反应器。因此，本发明的方法拥有简单的设计和操作。而且，用于本发明方法使用的催化剂不要求为转移到反应器而应具备高度的摩擦抵抗性。最后，当催化剂不能进一步再生时，本发明方法提供更换失效的催化剂但脱氢过程可以持续进行。因为固体的催化剂被看成是流体，所以失效的催化剂简单的运出反应器，新鲜的催化剂运进反应器，而操作不停止。所以，催化剂再生和更换可以同时完成而不用把脱氢过程停止，从而导致更高的产率。最有利的是，本发明方法生成高产率的乙烯基芳香化合物，优选的是高产率的苯乙烯。
另一方面，本发明是关于允许化学加工和催化剂再生同时进行的流化床反应器。本发明的流化床反应器包括一个单层垂直放置的壳，里面空间分成稀相区，反应区，再生区。该反应器还包括一个入口设备以引导供入流进入再生区，和一个入口设备以引导反应物供入流进入反应区。该反应器进一步包括把反应区与再生区分隔，同时允许在两个区之间持续循环和催化剂的大规模返混的设施。在一个优选的实施方案中，用于反应或再生进料的入口之一作为分隔反应区和再生区的设施。本发明的反应器也包括一个出口设备，优选的是在稀相区，用于排出包含有产物和一些未转化的反应物和再生原料的排出液。可选择地，反应器还进一步包含把夹带于排出液中的催化剂颗粒重新投入反应器的设备。可选择地，入口设备和出口设备可以把催化剂送入或送出反应器。
在本发明的反应器中，反应物和再生供入流可能会交叉混合；虽然，优选的，反应和再生的入口实际上把两个过程分隔开。然而，在此设计中允许气体和固体的返混，再生和反应物的原料流流可以是化学上相容的，正如这里举的例子，瞬时脱氢-再生过程。
本发明的流化床反应器能用于多种催化有机过程，包括，例如脱氢，氧化，卤化。本发明的流化床反应器能用于一个特别重要的脱氢工艺，该工艺包括烷基芳香化合物，如乙苯，脱氢生成乙烯基芳香化合物，如苯乙烯。有利的是，本发明的流化床反应器在单层流化床反应器壳中提供了化学加工反应区和催化剂再生区。因此，催化剂能在期望的化学工艺中同时原位再生。失效的催化剂无需传送出本发明的流化床反应器，到分离的再生容器设备中再生。所以，此处的催化剂与在传送反应器中的催化剂相比较要经受少得多的压力和损失。作为另一个优点，失效的催化剂可以在线更换无需关闭化学反应，通过简单地把失效催化剂导出反应器，把新鲜催化剂导入反应器。这些优点特供了流化床工艺过程所需要的进步。
图1表示本发明流化床反应器的第一个优选实施方案的侧视面和顶视图，以下是细节部分。
图2表示本发明流化床反应器的第二个优选实施方案的侧视面和顶视图，以下是细节部分。
图3是在脉冲式反应器内发生的乙苯脱氢和催化剂再生过程中乙苯转化和苯乙烯选择性对反应时间的示意图。
一方面，本发明是烷基芳香化合物在单壳流化床反应器内的脱氢催化剂下催化脱氢形成乙烯基芳香化合物，以及原位再生催化剂的方法。本发明方法包括(a)在包括一个反应区和一个再生区的单壳流化床反应器中的流化脱氢催化剂，在流化状况下，催化剂能在区内和两区之间循环，第二步与第一步同时进行，该方法包括(b)在足以制备相应的乙烯基芳香化合物的反应条件下，将乙烯基芳香化合物，可选择的，蒸汽流与驻留在反应区的脱氢催化剂接触。第三步，优选的是与第一第二步同时进行，该方法包括(c)将蒸汽与驻留在再生区的脱氢催化剂接触，该接触是在足以再生，至少部分再生催化剂的条件下进行的。
本发明的流化床方法中，任何时候都有一部分催化剂在反应区循环，基本上剩下的催化剂在再生区循环，一些在两区边缘处共混合。一段时间后，反应区中驻留的催化剂将失去活性变成部分或全部失效。失效主要是由催化剂表面上的组合焦炭造成的。(然而本发明不应被这样的失效理论所束缚或限制。)在流化状态下，反应区内的催化剂，包括失效的催化剂，将循环流入到再生区。再生区内驻留的失效的催化剂将与蒸汽接触再活化。再活化反应的结果是与新鲜的(未用过的或“合成状态”)催化剂相比，部分或基本上全部恢复催化剂活性。其后在流化状态下，再生区再生的催化剂将循环到反应区，反应-再生循环将一次次地重复。前面的描述是解释反应-再生循环并定义“再生，至少部分再生催化剂”这句话。
应当知道重复反应和再生后，催化剂最终将不能再生到实际应用水平的活性，即使有这里描述的再生工艺。当这一点发生时，失效的催化剂能简单地输出反应器，而替代的新鲜的催化剂输入进反应器，优选的是同时进行。在本发明的反应器中，催化剂的取代可以“在线”进行，不需关闭催化过程，对本发明具体来说是不需关闭脱氢过程。催化剂可以通过气流或气动传输环输入或输出反应器。可替代的，可以通过反应器底部的重力驱动排出装置把催化剂排出反应器，从反应器顶端的竖管进口装置把催化剂加入到反应器中。
本发明一个优选的方面是，烷基芳香化合物是乙苯或乙苯的取代衍生物，产生的乙烯基芳香化合物是苯乙烯或苯乙烯的取代衍生物。
假如所要得到的产物是一个乙烯基芳香化合物，任何烷基芳香化合物都能采用本发明的脱氢方法。乙烯基芳香化合物的芳香部分可以包括，例如单环芳环，如苯基；稠合芳环，如萘；或联环，如联苯基。优选的芳香部分是单环芳环，更优选的是苯基。假如可以利用本发明工艺将烷基芳香化合物脱氢生成烯基部分，烷基芳香化合物的烷基部分可以包括，例如，任何饱和直链，支链，或环状烃基。合适的烷基部分的非限定实例包括乙基，正丙基，异丙基，正丁基，异丁基，叔丁基及其更高级的类似物。优选的，烷基部分是C2-C10烷基，更优选的是C2-C5烷基，最优选的是乙基。烷基芳香化合物能任意取代两个或多个烷基部分，或被别的类型的对本发明的脱氢取代工艺而言基本上是无活性的取代基取代。适宜于利用本发明方法的烷基芳香化合物包括，并不限于乙苯，二乙苯，乙基甲苯，乙基二甲苯，异丙基苯，叔-丁基乙苯，乙萘，乙基联苯，和更高的相应的烷基化物，在此优选的烷基芳香化合物是C8-C20烷基芳香化合物，更优选的是C8-C15烷基芳香化合物，最优选的是乙苯或乙苯的取代衍生物。
本发明的方法中，原料流的再生一般包括蒸汽。可选择的，蒸汽可以与脱氢原料流结合。可选择地，如果该方法生产乙烯基芳香化合物的话，任意蒸汽与烷基芳香化合物的重量比(气量油量比)在本发明方法中都是适合的。已知气量油量比是基于所有来源的进入反应器的蒸气流的总重量，包括脱氢蒸气流和再生进样原料流。一般地，气量油量重量比超过大约0.2/l，优选的是超过大约0.5/l，一般地，气量油量重量比小于大约5.0/l，优选的是小于大约3.0/l，更优选的是小于大约1.2/l，最优选的是小于大约1.0/l。一般地，与已有技术相比，本发明方法能在较低气量油量比率下操作，较低气量油量比率有利的降低了水转化成汽的能量消耗和费用，并降低循环至反应器的水的量。
可选择地，本发明方法使用吹扫气体。吹扫气体直接导入反应器的稀相区，其首要功能是从稀相区去除蒸气产物，而稀相区会发生不需要的热反应。任何气体对脱氢和再生工艺而言实质上是惰性的，可以适合作为吹扫气体，包括，例如，氮气，氩气，氦气，二氧化碳，蒸气及其混合气体。假如总的工艺过程生产出需要的乙烯基芳香化合物，那么稀相区的吹扫气体浓度可以是任何浓度。一般地，吹扫气体的浓度变化是基于，例如，特定的烷基芳香化合物和采用的特定的工艺条件，特别是温度和气体流速。一般地，稀相区吹扫气体浓度大于大约10个容积百分比，优选的是大于大约20个容积百分比。一般地，稀相区吹扫气体浓度小于大约90个容积百分比，优选的是小于大约70个容积百分比。
可选择的，脱氢和/或再生原料流可以包括稀释剂。稀释剂主要稀释反应物和产物以提高选择性或为安全考虑。任何对脱氢和再生步骤而言实质上是惰性的气体就合适作为稀释剂，包括，例如氮气，氩气，氦气，二氧化碳，蒸气及其混合气体。只要总工艺生产出需要的乙烯基芳香化合物，那么在脱氢或者再生原料流的稀释剂浓度可以是任何浓度。一般地，稀释剂浓度变化是基于，例如，特定的选定的稀释剂，特定的烷基芳香化合物，特定的脱氢或再生工艺条件和特定的催化剂和失效特性。一般地，脱氢或再生原料流中稀释剂浓度大于大约10个容积百分比，优选的是大于大约20个容积百分比。一般地，任何气体流中稀释剂浓度小于大约90个容积百分比，优选的是小于大约70个容积百分比。当蒸气作为稀释剂时，如以上描述的，汽量油量重量比决定了在脱氢原料流中的蒸气浓度。
本发明方法不要求氧气。优选地，本发明工艺不采用氧气。
任何能催化烷基芳香化合物脱氢生成乙烯基芳香化合物的脱氢催化剂都可用于本发明方法。脱氢催化剂有无数个例子可以适应于应用，包括以下美国专利专利所描述的催化剂：美国专利4,404,123，美国专利4,503,163，美国专利4,684,619，美国专利5,171,914，美国专利5,376,613，美国专利5,510,552，美国专利5679,878，这些专利从属于许多氧化铁催化剂，包括，例如一种或多种碱金属化合物，优选的是钠，钾，和铯；碱土金属，优选的，钙；和/或铈，铬，锌，铜，和/或镓化合物，还有美国专利3,651,160描述的催化剂，它们从属于氧化铬和碱金属氧化物。优选的催化剂是包含氧化铁的脱氢催化剂。更优选的催化剂包含(a)至少一种氧化铁(b)至少一种钾和/或铯的碳酸盐，碳酸氢盐，氧化物或氢氧化物，(c)一种铯的氧化物，碳酸盐，硝酸盐或氢氧化物，(d)可选择的，一种钠的氢氧化物，碳酸盐，碳酸氢盐，醋酸盐，草酸盐，硝酸盐或硫酸盐，(e)可选择的，一种钙的碳酸盐，硫酸盐，氢氧化物，和(f)可选择的，一种或多种粘合剂，如，液压粘合剂。作为进一步的选择，更优选的催化剂可以额外的包括一种或多种选择于锌，铬，铜的氧化物。一般地，更优选的催化剂包括25-60重量百分比的铁，13-48重量百分比的钾，1-20重量百分比的铯，这些重量百分比是通过氧化物来计算的。这些比例和其它合适的催化剂的组分的比例在前述的美国专利中有描述。
本发明流化床反应器所用的脱氢催化剂可以是任何大小或形状的颗粒，只要催化剂能催化烷基芳香化合物脱氢生成乙烯基芳香化合物。一般地，催化剂颗粒平均大小是直径(或横截面尺寸)大于大约20m。优选的是直径大于大约50m。一般地，催化剂颗粒平均大小是小于大约1000m，优选的是小于大约200m。优选的催化剂颗粒无棱角且圆滑，完全没有粘性，并且可以抵抗摩擦，足以应用于流化床反应器。本领域的熟练技术人员知道一种催化剂是否有可以应用于流化床反应器的足够的摩擦抵抗性。
假如需要，脱氢原料流可以在进入反应区前进行预热。可以方便地利用浓缩的高压饱和蒸气来进行预热，或可替代的，通过燃烧燃料或工艺过程产生的尾气来预热。只要低于此烷基芳香化合物的热裂解可以计量的温度，那么可以预热到任何温度。一般预热温度大于大约150℃，优选的是大于大约250℃，更优选的是大于大约350℃。一般预热温度小于大约600℃，优选的是小于大约590℃。同样的，再生原料流进入再生区之前也可以先预热。一般再生流的预热温度大于大约200℃，优选的是大于大约300℃，更优选的是大于大约400℃。再生流的预热温度一般小于大约650℃，优选的是小于大约630℃。
本发明方法采用的一个新型反应器的优选实施方案是图1所示的流化床反应器，包含一个单层垂直壳，其内部空间功能性的分为再生区(1)，反应区(2)，稀相区(3)。本实施方案的再生区在反应器的底部，包括催化剂再生的区域。本优选的实施方案中的反应区定位于反应器的中部区，是催化有机化学过程发生的区域，如在此描述的脱氢过程。稀相区，定位于反应器的顶部，包括反应器内壁的中部到顶部的空间。稀相区，被气体反应物和产物占据，也为流化床的扩展提供了空间。气相热反应发生在稀相区；但是，相对于在反应区进行的催化过程，本催化反应的条件优选保持在减小气相反应的条件。
图1再生区，包含再生原料流，在此，指蒸气和可选择的一种稀释剂导入再生区的入口装置。入口装置可包括，例如，入口处(4)，其出口是一个压力通风系统区(10)，压力通风系统区的上面是分布板或喷射排列管(9)。稀相区包含一个入口装置(5)，入口装置包括，例如，入口和传送管，传送管把反应原料流，在此是脱氢原料流，导入反应区。在图1和图2中，再生区的入口装置显示于图的底部，反应区的入口装置显示于图的顶部。实际上，假如它在再生区排出的话，再生区的入口装置可以在任何位置。相似地，只要反应物能进入反应区，反应区的入口装置也可以定位在任何位置上。
优选的，入口装置(5)终止于反应区的分布板或喷射排列管(6)上，其定位优选的是位于在底部的蒸气分布器(9)之上。优选设计的分布板或喷射排列管(6)是将任何方向的反应物原料流传递至反应区。根据需要，从底部蒸气分布器(9)到反应物的原料流分布器(6)的距离可以变化，以提供不同体积的再生区和反应区。分区越大，气体和固体驻留在该区的驻留时间就越长。正如在此所述，分布器装置(6)提供了再生区和反应区之间的功能性地分界，这样当在反应区实质地进行催化有机过程时，再生区就实质地发生再生过程，同时仍允许固体和气体的返混。气体分布器和喷射排列管可以用例如气体渗透性烧结金属制造，或更优选的，气体分布器和喷射排列管适合于用喷气来分散气体。稀相区也包括出口装置(7)，例如，出口处，用于排出气流，包括未转化的烷基芳香化合物，蒸气，可选择的吹扫气体和/或稀释剂，和产物，包括乙烯基芳香化合物。出口装置(7)可以与旋风集尘器(示于图1，在出口7的下端)相连，旋风集尘器用于收集被排出气流夹带的催化剂颗粒。收集的催化剂颗粒可以通过进口装置(8)在流化床反应器中循环。进口装置可以位于沿着反应器的任何一点，但优选的，见于图1，定位于再生区。出口装置进一步与分离单元(图1没有显示)相连接，包括，例如，浓缩装置和分离未转化烷基芳香化合物和反应产物的蒸馏器。未转化的反应物可以通过进口(5)重新循环到反应区。除了以上所说，反应器进一步包括测量催化剂床温度的装置，可选择的，一种加热反应器的装置(图中没有显示)。反应区和再生区也可以包括导流体(图中没有显示)，其功能是减少气泡形成和气泡的大小，方便于气体原料流和催化剂的接触。
在本发明另一优选的实施方案中，流化床反应器还包括一个或多个增加固体循环和热传导的装置。在一优选的实施方案中，增加固体循环的装置包括一个或多个牵引管，可选择的，包括内部导流体。可替代的，增加固体循环的装置包括一个或多个加热或冷却组成元件的牵引管。本发明的一个实施方案包含多个牵引管，示于图2(图2的1-10部分，与图1的1-10部分相同)。每一个牵引管(11)都包括，例如，两端开口的同心圆筒，或一束或一列加热管，或任何其它能促进催化剂牵引的设计。一般地，牵引管是垂直悬挂穿过反应区和再生区的，优选的是靠近反应区的顶部。脱氢原料流通过入口孔(5)进入喷射排列管(6)，向上到牵引管(11)的内部圆筒进入反应区。作为流化条件的结果是，催化剂颗粒将被夹带进入牵引管的内部圆筒并传送到牵引管的顶端。在顶端，催化剂颗粒将流到内部圆筒的边缘，下降穿过两个圆筒之间的环形区回到再生区。
除以上所说的以外，反应器可以选择性的包括一个进口装置和一个出口装置(图中未显示)，它们分别把催化剂传送进入和输出反应器。
在流化床的另一个实施方案中，反应区和再生区可以反向，这样反应区可以定位于反应器的底部而再生区定位于反应器的中部。(图1，其中反应区定位于(1)，再生区定位于(2)，入口相应的调节)。
本发明的反应器可以用于催化工艺，在此反应物原料流与再生原料流化学相容。本发明独特的反应器允许催化剂颗粒在反应区和再生区之间持续流动，反应区和再生区包含在流化床反应器的单层壳中。因此，所需催化有机工艺和催化再生可以同时实现，而不用把催化剂输出反应器再输入与之分离的再生器中。本发明的反应器不含有催化剂颗粒转运的复杂的同心壁和盘绕曲径。因此，对于大规模反应而言，本发明的反应器不会产生明显的迟滞流和摩擦问题。
如果乙烯基芳香化合物可以在该工艺产生的话，反应区内的温度，在此脱氢工艺中，可以是任何可操作的温度。可操作的脱氢温度根据采用的特定的催化剂和特定的烷基芳香化合物而改变。对于优选的包含氧化铁的催化剂，脱氢温度一般大于大约550℃，优选的大于大约570℃。一般地，脱氢温度小于大约650℃，优选的小于大约610℃。低于大约550℃，烷基芳香化合物的转化会太低，而高于650℃，会发生烷基芳香化合物和乙烯基芳香产物的热裂解。本发明中，温度在流化形式的催化剂床上测量。
在再生区，催化剂与蒸气接触并重激活。再生区温度也可变化，只要催化剂至少可以部分再生。一般地，再生温度低于烷基芳香化合物和乙烯基芳香产物的热裂解的温度。对于优选的包含氧化铁的催化剂，再生温度一般大于大约550℃，优选的是大于大约570℃。一般地，再生温度小于大约650℃，优选的是小于大约610℃。由于催化剂在反应区和再生区持续再循环，并且两区的温度保持相近的值，所有流化床实质上是两区等温的。
只要乙烯基芳香产物可以产生，该方法可以在任何可操作的总压力下进行，总压力介于亚大气压和超大气压之间。假如总反应器压力太高，脱氢工艺的平衡点可以返回到烷基芳香化合物。另一方面，需要足够的蒸气压来延迟催化剂的焦化。优选的，该方法在真空下进行，以得到最大的乙烯基芳香产物的产量。在前述的气量油量比下，真空压力足以再生催化剂，至少部分再生。优选的，反应器的总气压大于1磅/平方英寸(6.9千帕)。更优选的是总气压大于大约3磅/平方英寸(20.7千帕)。优选的，总气压小于大约73磅/平方英寸(503.3千帕)。更优选的是总气压小于大约44磅/平方英寸(303.4千帕)。最优选的是总气压是亚大气压，介于大约3磅/平方英寸(20.7千帕)到13磅/平方英寸(90.6千帕)之间。通过稀相区，反应区，再生区的压力根据工艺因素而变化，所述的工艺因素例如，催化剂的重量和浮力和摩擦影响。一般地，反应器底部的压力比顶部的稍大。
脱氢原料流的空速决定于所用的特定烷基芳香化合物和催化剂，形成的特定的乙烯基芳香化合物，反应区的大小(如，直径和高度)，催化剂颗粒的形状和重量。需要把反应物和产物快速排出稀相区，以减少热裂解和其他的不需要的副反应。另外，气流要足以导致催化剂床的流化。一般地，脱氢原料流的空速的变化是从需要达到催化剂颗粒流化的最小速率到需要达到气动输送催化剂颗粒的最低速率稍低一些的速率。当催化剂颗粒分离，颗粒以类-流体方式移动，床压沿着床匀速下降基本上恒定时发生流化。当足量的催化剂颗粒夹带入气流并输出反应器时，气动输送发生了。优选的，脱氢原料流的空速从最小的发泡速率变化到最小的湍流速率。当气体泡沫可以在流化床中看见时会发生气泡，但几乎没有气体和固体的返混，当有足够的发泡和足够的返混的气体和固体时即产生湍流。更优选的，流速高到足以导致返混。
作为一般准则，在操作条件下，每小时气流空速(GHSV)为大于大约60ml总加载/ml催化剂/小时，这是用脱氢原料流的总流量来测量，该原料流包括烷基芳香化合物和，可选择的，气流，吹扫气体，和/或稀释气流。优选的，脱氢流量的GHSV大于大约120h-1，更优选的是大于720h-1。一般地，脱氢气流的GHSV小于大约12000h-1，优选的，小于大约3600h-1，更优选的是小于大约1800h-1，其测量在操作工艺条件下的总流量。
作为一般准则，在操作条件下反应区内气体驻留时间大于大约0.3秒(sec)，气体驻留时间可以用反应区的高度乘以反应区空隙部分除以再生和反应原料流的表面气体的速率来测量。“反应区空隙部分”是反应区空着的部分。表面气体的速率是气体通过空反应器时的气体速率。优选的是在操作条件下测量反应区内气体驻留时间大于大约1秒，更优选的是大于约2秒。一般地，在操作条件下测量，反应区内气体驻留时间小于大约60秒，优选的是小于大约30秒，更优选的是小于大约5秒。
通过再生区的再生原料流的每小时气体空速速变化很大，假如催化剂再生，至少一部分再生，假如再生区的催化剂颗粒可以有效的流化的话。再生原料流的空速可以从最小可以达到催化剂颗粒流化的速率到达到催化剂气压传送的最小速率要低一些。优选的，再生原料流的空速变化从最小发泡速率到最小湍流速率。一般地，每小时气流空速(GHSV)在操作条件下，大于60ml总加载/ml催化剂/小时，用再生原料流的总流量来测量。优选的，再生气流的GHSV大于大约120h-1，更优选的是大于大约360h-1。一般地，再生气流的GHSV小于约12000h-1，优选的，小于约3600h-1，更优选的是小于约720h-1，在操作工艺条件下的总流量进行测量。
在再生区，在操作条件下测量再生区内气体驻留时间为大于大约0.3秒(sec)，气体驻留时间可以用再生区的高度乘以再生区空隙部分除以总的再生和反应原料流的表面气体的速率来计算。再生区空隙部分是空的再生区部分。优选的再生区内气体驻留时间为大于大约1秒，更优选的是大于大约5秒。一般地，在操作条件下测量，再生区内气体驻留时间小于大约60秒，优选的是小于大约30秒，更优选的是小于大约10秒。
当烷基芳香化合物和可选择的蒸气与脱氢催化剂以如前所述的方式接触，乙烯基芳香化合物就会产生。乙苯主要转化为苯乙烯。乙基甲苯转化为对-甲基苯乙烯(对-乙烯基甲苯)。叔-丁基乙苯转化为叔-丁基苯乙烯。异丙基苯(枯烯)转化为α-甲基苯乙烯，二乙苯转化为二乙烯基苯。脱氢时同时形成有氢气。另一个产物是少量包括苯和甲苯的产物。
本发明方法的烷基芳香化合物的转化根据特定的进样组成，催化剂组成，工艺条件和流化床条件的不同而不同。对于本发明的目的，“转化”定义为转化为所有产物的烷基芳香化合物的摩尔百分比。在本方法中，烷基芳香化合物的转化一般大于大约30摩尔百分比，优选的是大于大约50摩尔百分比，更优选的是大于大约70摩尔百分比。
同样的，产物的选择性将会根据特定的进料组成，催化剂组成，反应过程中的条件和流化床条件的不同而变化。就本发明的目的而言，“选择性”定义为形成了一种特定的产物，优选地，乙烯基芳香化合物的转化的烷基芳香化合物的摩尔百分比。在此发明方法中是指对乙烯基芳香化合物，优选地，苯乙烯或苯乙烯的替代衍生物的选择性一般高过约60％的摩尔百分比，优选地，超过约75％的摩尔百分比，更优选地，超过约90％的摩尔百分比。
通过以下的实施例来进一步阐明本发明，这些实施例纯粹是用于解释本发明的。本发明另外的一些实施方案对于那些本领域熟练操作人员来说，这里公开的本发明的说明书或实施都是显而易见的。选择性的度量经过偏离有机材料平衡的100％来进行校正。
实施例1
建造如图1所示的一个流化体床反应器(4.25英寸(10.63厘米)内径；20英寸[(50厘米)高]。反应器包括一个单一的垂直外壳，按功能分为三个区：位于反应器的底部的催化剂再生区(1)；在反应器的顶部的稀相区(3)；和位于再生和稀相区的中间部分的反应区(2)。第一个进口处(4)位于反应器的底部其通向压力通风系统的区域(10)，在此区域安装了一个气体分配器。第一个进口用于将再生原料流分配至再生区。第二个进口处(5)，位于稀相区，用于将脱氢原料流传送至反应区(2)。第二个入口处与一个入口管相连，该管终止于一排喷射排列管(6)，喷射排列管排列于反应区底部的分布板(9)上面3英寸(7.5厘米)处。喷射排列管是由六排烧结金属管材构成(Inconel，1/4英寸外径(6.3毫米外径))，设计成在遍及喷射排列管提供恒定的压力降。将喷射排列管的排出口(7)喷射排列管水平放置。出口处(7)位于稀相区用于去除产物流。在产物流中夹带的固体用旋风集尘器(位于出口处7的下面)收集，并且通过位于再生区的第三个进口(8)循环进入反应器。流出的气体被下游的旋风收集器收集。反应器装备了阻抗(电阻)装置加用于加热反应器和两个内部热电偶(K型)，热电偶用于测量反应和再生区流化床温度。
在脱氢催化剂存在的条件下，反应器用于脱氢反应，使乙苯转化成苯乙烯，且同时并连续地再生脱氢催化剂。将脱氢催化剂(2370克)，其平均颗粒直径300微米并且包含重量百分比为28.7％的氧化铁(Fe2O3)，14.3％的氧化铈(Ce2O3)，7.6％的氧化铜(CuO)，31.6％的碳酸钾(K2CO3)，0.6％的氧化铬(Cr2O3)，9.5％的氧化锌(ZnO)，和7.6％的粘合剂，加载入反应器。反应原料流包括乙苯和蒸气的混合物。再生原料流包括蒸气，气态产物用平行排列安装的五个柱子(2.7％Carbowax 1540 on Porasil C；3％Carbowax 1540 on PorasilC；27％Bis(EE)A on Chromosorb R PAW；Porapak Q；和两个13X分子筛层析柱)的Carle气相色谱仪分析。液体产物用安装的J&W DB-5柱的HP 5890气相色谱分析。氮气用于气体分析的内标；庚烷用于液体分析的内标。取样超过了六个小时的时间，包括在操作的最后几个小时里，每30分钟取四个或更多样品。在此显示的乙苯的转化和苯乙烯的选择性结果是取了四个或更多的样品的平均值。
在以上描述的反应器中，在室温条件下进样速率为4.3立方厘米/分钟的水加热到600℃，经过入口(4)被加入到压力通风系统区(10)，并通过分布板(9)进入到位于反应器底部的再生区(1)。室温条件下，液体乙苯以流速2.5立方厘米/分钟与流入速率为1088立方厘米/分钟的氮气混合，加热至500℃，通过入口(5)和喷射排列管(6)加入到脱氢反应区。流出速率与以下指标：总气量和油量比2/1，在再生区的表面速率1.86m/分钟，在反应区为237m/分钟相对应。在再生区的气体驻留时间为1.46秒，在反应区的气体驻留时间为0.67秒，反应器的温度和压力分别保持在600℃和15.5磅/平方英寸(106.9千帕)。经由出口(7)获得的产物用以上提到的方法分析。乙苯转化为74.0摩尔百分比。对于苯乙烯的选择性为86.0摩尔百分比。另外的产物包括苯和甲苯。物料平衡占供入的有机材料达95％重量百分比。
实施例2
通过使用实施例1中的反应器和催化剂，原料流速为2.17立方厘米/分钟的水加热到600℃，加入到再生区的分布板中。在室温条件下，液体乙苯以流入速率2.52立方厘米/分钟和液态水以流入速率2.17立方厘米/分钟加热至500℃，且通过反应区加入到喷射排列管。流出速率与以下指标：总汽量和油量比为2/1，在再生区的表面速率156m/分钟，在反应区为339.5m/分钟相对应。在再生区的气体驻留时间为2.91秒，在反应区的气体驻留时间为0.78秒，反应器的温度和压力分别保持在600℃和15.5磅/平方英寸(106.9千帕)。乙苯转化为85摩尔百分比。对于苯乙烯的选择性为69摩尔百分比。物料平衡占供入的有机材料达96％重量百分比。
在实施例1中，氮气作为吹扫气体加入到乙苯流中，但是没有蒸气加入到乙苯流中。相反在实施例2中，没有吹扫气体加入到乙苯流中，且蒸气流被分为一部分作为脱氢供入，一部分用于再生供入。当实施例2与实施例1相比较时，可以看出乙苯的转化率在实施例2中较高，原因是在床中有较长的驻留时间，苯乙烯的选择性较低，原因是在稀相区增加的自由基裂解。
实施例3
通过使用实施例1中的反应器和催化剂，原料流速为4.3立方厘米/分钟的水加热到600℃并加入到再生区的分布板中。在室温条件下，液体乙苯以流入速率2.49立方厘米/分钟加热至500℃，且通过反应区加入到喷射排列管。流出速率与以下指标：总气量和油量比为2/1，在再生区的表面速率为309m/分钟，在反应区为417m/分钟相对应。在再生区的气体驻留时间为1.47秒，在反应区的气体驻留时间为0.63秒，反应器的温度和压力分别保持在600℃和15.5磅/平方英寸(106.9千帕)。乙苯转化为85摩尔百分比。对于苯乙烯的选择性为72摩尔百分比。物料平衡占供入的有机物料达98％重量百分比。
除了下面的不同外，实施例3的工艺条件与实施例2非常相似，在实施例2中1/2的总蒸气被送到再生区，另1/2总蒸气被送到反应区。相反的是，在实施例3中所有的蒸气被送到再生区。当实施例3与实施例2相比较时，可以看出乙苯的转化率和苯乙烯的选择性相当，根据引入蒸气的位置不同稍有差别。
实施例4
除了压力恒定保持在5磅/平方英寸(34.5千帕)外，实施例4非常近似的重复了实施例2的工艺条件。实施例4所采用的催化剂与其它以前的实施例有一样的化学组成；但是采用催化剂的量是1355克，并且催化剂的平均颗粒直径是220微米，工艺条件如下：水供入到再生区的速率是2.9立方厘米/分钟，液体乙苯和水供入反应区的速率分别是2.52立方厘米/分钟和1.45立方厘米/分钟；气量和油量比为2/1；在再生区的表面速率123厘米/分钟，在反应区为200厘米/分钟；并且温度为600℃。乙苯的转化为49摩尔百分比。苯乙烯的选择性为88摩尔百分比。物料平衡占供入的有机材料达93％重量百分比。
比较实施例2和实施例4，表明通过在真空条件下操作流化床反应器可以得到显著高的苯乙烯选择性。在乙苯的供入时局部较低的压力某种程度上降低了总的转化。
实施例5
除了反应器的温度保持590℃恒定而不是600℃，实施例5非常相似地重复了实施例4的工艺条件。工艺条件如下：水供入到再生区的速率为2.9立方厘米/分钟；液态乙苯和水流入到反应区的供入速度分别为2.52立方厘米/分钟和1.45立方厘米/分钟；气量和油量比为2/1；在再生区的表面速率122厘米/分钟，在反应区为199厘米/分钟；并且压力为5磅/平方英寸(34.5千帕)。乙苯的转化为50摩尔百分比。对苯乙烯的选择性为94摩尔百分比。物料平衡占供入的有机物料达99％重量百分比。比较实施例4和实施例5，表明通过在真空条件下，操作温度低于600℃使苯乙烯的选择性更大的增加。
实施例6
除了反应器的温度保持580℃恒定而不是600℃，实施例6非常相似地重复了实施例4的工艺条件。工艺条件如下：水供入到再生区的速率为2.83立方厘米/分钟；液态乙苯和水流入到反应区的供入速度分别为2.52立方厘米/分钟和1.45立方厘米/分钟；气量和油量比为2/1；在再生区的表面速率为121厘米/分钟，在反应区为197厘米/分钟；并且压力为5磅/平方英寸(34.5千帕)。乙苯的转化为44摩尔百分比。苯乙烯的选择性为95摩尔百分比。物料平衡占供入的有机材料达100％重量百分比。比较实施例4、5和实施例6，表明通过在真空条件下，操作温度低于600℃使苯乙烯的选择性有更大的增加。
实施例7
除了气量和油量比为1/1取代2/1，实施例7非常相似地重复了实施例4的工艺条件。其它工艺条件如下：水供入到再生区的速率为1.45立方厘米/分钟；液态乙苯和水流入到反应区的供入速度分别为2.52立方厘米/分钟和0.73立方厘米/分钟；在再生区的表面流速61.5厘米/分钟，在反应区的表面流速为107.6厘米/分钟；并且压力为5磅/平方英寸(34.5千帕)，温度为600℃。乙苯的转化为49摩尔百分比。对苯乙烯的选择性为89摩尔百分比。物料平衡占供入的有机物料达98％重量百分比。
比较实施例4、5和实施例7，表明气量和油量比从2/1降为1/1并不影响乙苯的转化和苯乙烯的选择性。
实施例8
除了催化剂的颗粒大小和气量油量比，实施例8非常相似地重复了实施例4的工艺条件。对于实施例8，催化剂(1570克)的平均颗粒直径为82微米，气量和油量的比为0.5/1，其它工艺条件如下：水供入到再生区的速率为0.8立方厘米/分钟；液态乙苯和水流入到反应区的供入速度分别为5.48立方厘米/分钟和0.54立方厘米/分钟；在再生区的表面流速为33.52厘米/分钟，在反应区的表面流速为74.8厘米/分钟；并且压力为5磅/平方英寸(34.5千帕)，温度为600℃。乙苯的转化为54摩尔百分比。苯乙烯的选择性为95摩尔百分比。物料平衡占供入的有机材料达100％重量百分比。
比较实施例4、7和实施例8，表明气量和油量比为0.5/1可以得到高的苯乙烯的选择性。另外，将催化剂的颗粒直径从220微米降低到82微米，将使乙苯的转化增加。这一结果很可能归因于在流化床反应器中较小的催化剂颗粒易于产生平衡时较小的气泡直径而具有比较好的物质传输。
实施例9
一种脉冲式反应器用于研究乙苯经过脱氢反应生成苯乙烯的时间的作用，在脉冲式反应器中，不断循环进行脱氢步骤和其后的催化剂再生步骤。用脉冲式反应器得到的试验结果表明流化床反应器所期望的结果。
一种颗粒大小在1.18mm至1.70mm之间，且包括重量百分比为33.2％的氧化铁(Fe2O3)，17.5％的氧化铈(Ce2O3)，7.8％的氧化铜(CuO)，36％的碳酸钾(K2CO3)，0.6％的氧化铬(Cr2O3)，和4.7％的粘合剂，的脱氢催化剂加载于连续流动的，固定床反应器[304不锈钢，图表40，1英寸(2.5厘米)外径×36英寸(90厘米)长]。催化剂床占反应器长的7英寸(17.5厘米)。床上面的空间填充了陶瓷贝尔鞍型填料(1/4英寸，0.6厘米)。床的下面装了一个金属隔片。反应的温度通过安装于催化剂床的热电偶测定。脱氢脉冲由供入预热至550℃的乙苯覆盖催化剂2分钟来完成。液体乙苯的流出速率是1.16毫升/分钟，测定于周围温度和压力(为23℃和1个大气压)。同时，预热至550℃的水在相同的2分钟内覆盖在催化剂上。水的供入速率经过调整以保持气量与油量重量比为0.30/1。总压力保持在5.0磅/平方英寸。此后乙苯的原料流停止，并且再生脉冲通过在同一工艺条件下，只供入预热到550℃的水流，单独覆盖催化剂2分钟来测定。测定于24℃和1个大气压，在再生脉冲期间液体水的流入速率是1毫升/分钟。在再生后，通过如前所述，在持续水流的情况下，再引入乙苯原料流2分钟，重复脱氢脉冲。2分钟后乙苯供入被再次终止，而蒸气流持续供入再生循环2分钟，脱氢-再生循环不断重复运转至总时间200小时。产流连续经过冷凝器，分离，并且用常规方法分析。
脉冲式方法的结果，见于图3，该图描绘了在恒定的压力(5.0磅/平方英寸)和温度(550℃)乙苯转化和苯乙烯选择性对作用时间的关系。令人惊奇的发现是：乙苯转化随时间轻度增加。而苯乙烯的选择性在整个过程中保持不变，其值大于95摩尔百分比。脉冲式反应器的结果表明脱氢反应催化剂可能在流化床反应器的脱氢-再生步骤循环很长一段时间，而没有明显失活。
对比实施例1
以相同的连续流重复实施例9的过程，固定床反应器也在相同的反应条件下，除了脱氢采用连续方式而不是脉冲方式。因此，只有一个脱氢循环而没有催化剂再生循环。在这些条件下，伴随着乙苯转化的降低，发现催化剂逐渐失活。当催化剂失活时，反应过程的温度提高以保持乙苯的转化恒定。在气量与油量比为0.3/1时，温度不得不以每分钟0.45℃的速率升高来保持乙苯的转化不变。当比较对比实施例1和实施例9时，发现在脉冲式反应器中，催化剂的使用期限在常温常压下，可以显著延长，同时，而如果不进行再生反应，催化剂很快失活，并且需要增加温度来保持不变的乙苯转化。脉冲式反应器的结果表明，脱氢反应催化剂可能在流化床反应器中经过脱氢-再生循环步骤循环很长一段时间，而没有明显失活。

Claims (38)

1通过脱氢催化剂将烷基芳香化合物脱氢生成乙烯基芳香化合物，以及原位再生脱氢催化剂的方法，所述的方法包括(a)在流化状态下，在包含一个反应区和一个再生区的单壳体流化床反应器中流化一种脱氢催化剂，这样催化剂在该区中和两区之间循环，(b)将包含烷基芳香化合物和，非必须的，蒸气的脱氢原料流与驻留在反应区的脱氢催化剂在足以制备相应的乙烯基芳香化合物的反应条件下接触；和(c)在足以再生，至少部分再生，所述催化剂的再生条件下将含有蒸气的再生原料流与驻留在再生区的脱氢催化剂接触。
2根据权利要求1所述的方法，其中所述的烷基芳香化合物是C8-C20烷基芳香化合物。
3根据权利要求2所述的方法，其中所述的烷基芳香化合物是乙苯或取代乙苯。
4根据权利要求2所述的方法，其中所述的烷基芳香化合物选自异丙苯，二乙苯，乙基甲苯。
5根据权利要求1所述的方法，其中所述的流化床反应器进一步包括稀相区，吹扫气体加入到稀相区。
6根据权利要求1所述的方法，其中所述的总蒸气与烷基芳香化合物的重量百分比是大于大约0.2/1，小于大约5.0/1。
7根据权利要求1所述的方法，其中所述的总蒸气与烷基芳香化合物的重量百分比是大于大约0.2/1，小于大约1.2/1。
8根据权利要求1所述的方法，其中所述的稀释气体与脱氢原料流，或与再生原料流，或与两种原料流一起加入。
9根据权利要求8所述的方法，其中所述的稀释气体选自氮气，氩气，氦气，二氧化碳，蒸气，和它们的混合物。
10根据权利要求8所述的方法，其中所述的稀释剂包括从大于大约10体积百分比到小于大约90体积百分比的脱氢或再生原料流，或独立的两种气流。
11根据权利要求1所述的方法，其中所述的脱氢原料流预热到温度大于大约150℃，小于大约600℃。
12根据权利要求1所述的方法，其中所述的再生原料流预热到温度大于大约200℃，小于大约650℃。
13根据权利要求1所述的方法，其中所述的反应区和/或再生区的温度大于大约550℃，小于大约650℃。
14根据权利要求1所述的方法，其中所述的反应器的总压力大于大约1磅/平方英寸(6.9Kpa)，小于大约73磅/平方英寸(503.3Kpa)。
15根据权利要求1所述的方法，其中在操作条件下测量，以脱氢原料流的总流量计算，该方法在气体每小时空速大于大约60h-1，小于大约12000h-1的情况下进行。
16根据权利要求1所述的方法，其中在操作条件下测量，该方法在反应区总气流的驻留时间大于大约0.3秒，小于大约60秒的情况下进行。
17根据权利要求1所述的方法，其中在操作条件下测量，以再生原料流的总流量计算，该方法在气体没小时空速大于大约60h-1，小于大约12000h-1的情况下进行。
18根据权利要求1所述的方法，其中在操作条件下测量，该方法在再生区总气流的驻留时间大于大约0.3秒，小于大约60秒的情况下进行。
19根据权利要求1所述的方法，其中所述的脱氢催化剂包括氧化铁。
20根据权利要求19所述的方法，其中所述的脱氢催化剂进一步包括至少一种或多种选自碱金属、碱土金属，铬，镓，铯，锌和铜的化合物。
21根据权利要求19所述的方法，其中所述的脱氢催化剂包括(a)至少一种一种氧化铁，(b)至少一种钾和/或铯的碳酸盐，碳酸氢盐，氧化物或氢氧化物，(c)一种铯的氧化物，碳酸盐，硝酸盐或氢氧化物，(d)可选择的，一种钠的氢氧化物，碳酸盐，碳酸氢盐，醋酸盐，草酸盐，硝酸盐或硫酸盐，(e)可选择的，一种钙的碳酸盐，硫酸盐，或氢氧化物，(f)可选择的，一种或多种锌，铬和铜的化合物，(g)可选择的，一种粘合剂。
22根据权利要求1所述的方法，其中所述的烷基芳香化合物的转化大于大约30摩尔百分比。
23根据权利要求1所述的方法，其中所述的乙烯基芳香化合物的选择性大于大约60摩尔百分比。
24根据权利要求1所述的方法，其中所述的乙烯基芳香化合物是苯乙烯或苯乙烯的取代衍生物。
25根据权利要求24所述的方法，其中所述的取代苯乙烯选自二乙烯基苯，α-甲基苯乙烯，和乙烯甲苯。
26根据权利要求1所述的方法，其中所述的脱氢催化剂的平均颗粒大小是大于大约20微米，小于大约1000微米。
27根据权利要求1所述的方法，其中所述的流化床反应器包括一个含有稀相区，反应区和再生区的单层垂直壳体；一个把再生原料流导入再生区的入口装置和一个把反应原料流导入反应区的入口装置，进入反应区或再生区的其中一个入口装置能把两个区分隔开，同时允许催化剂颗粒在两区之间循环；流化床反应器进一步包括一个排出出液流的出口装置；可选择的，一个把排出液流中夹带的催化剂返回到反应器的入口装置；可选择的，一个把催化剂输入和输出反应器的入口和出口装置。
28根据权利要求27所述的方法，其中所述的把反应物和再生区分隔开的装置包括一个喷射排列管或分布器。
29在脱氢催化剂上将乙苯或取代乙苯脱氢生成苯乙烯或取代苯乙烯，并原位再生脱氢催化剂的方法，该方法包括(a)在流化状态下，在包含一个反应区和一个再生区的单壳体的流化床反应器中流化一种脱氢催化剂，这样催化剂可以在两区内和两区之间循环。(b)将乙苯或取代乙苯，和可选择的蒸气，和可选择的稀释气体与驻留在反应区的脱氢催化剂接触，该催化剂包括氧化铁，且所述的接触是在蒸气与乙苯的重量比例大于大约0.2/1及小于大约3.0/l，温度大于大约570℃，小于大约610℃，总反应器压力大于大约3磅/平方英寸(41千帕)小于44磅/平方英寸(302千帕)的情况下进行的，(c)将驻留在再生区的脱氢催化剂与含有蒸气与，可选择的，稀释剂的再生原料流在温度大于大约570℃小于大约610℃的情况下接触，以便再生，至少部分再生该催化剂。
30一种用于催化原位催化剂再生的有机过程的流化床反应器，它包括含有一个稀相区，一个反应区和一个再生区的单层垂直壳；一个把再生反应原料流导入再生区的入口装置，一个把反应物原料流导入反应区的入口装置，所述的入口装置的一个能把反应区和再生区分隔开，同时允许催化剂颗粒在两区之间循环；流化床反应器进一步包括一个排出出液流的出口装置；和可选择的，一个把夹带入排出液流的催化剂返回到反应器的入口装置。
31根据权利要求30所述的流化床反应器，其中引导反应物原料流的装置包括一个喷射排列管或分布器。
32根据权利要求30所述的流化床反应器，其中引导再生原料流的装置包括一个喷射排列管或分布器。
33根据权利要求30所述的流化床反应器，其中所述的把反应区和再生区隔开的装置选自喷射排列管或分布器。
34根据权利要求30所述的流化床反应器，它进一步包括增加固体循环的装置。
35根据权利要求34所述的流化床反应器，其中所述的增加固体循环的装置包括牵引管，可选择的，包含内部导流体。
36根据权利要求34所述的流化床反应器，其中所述的增加固体循环的装置包括由加热或冷却元件制成的牵引管。
37根据权利要求34所述的流化床反应器，它进一步包括把催化剂导入和导出反应器的入口装置和出口装置。
38根据权利要求34所述的流化床反应器，它进一步包括至少一种测量流化床温度的装置和，可选择的，一种加热装置。
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