EA002261B1 - Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов - Google Patents

Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов Download PDF

Info

Publication number
EA002261B1
EA002261B1 EA200000780A EA200000780A EA002261B1 EA 002261 B1 EA002261 B1 EA 002261B1 EA 200000780 A EA200000780 A EA 200000780A EA 200000780 A EA200000780 A EA 200000780A EA 002261 B1 EA002261 B1 EA 002261B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
catalyst
zone
dense phase
mixture
catalyst mixture
Prior art date
Application number
EA200000780A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200000780A3 (ru
EA200000780A2 (ru
Inventor
Лоренс В. Миллер
Original Assignee
Юоп Ллк
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Юоп Ллк filed Critical Юоп Ллк
Publication of EA200000780A2 publication Critical patent/EA200000780A2/ru
Publication of EA200000780A3 publication Critical patent/EA200000780A3/ru
Publication of EA002261B1 publication Critical patent/EA002261B1/ru

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • C10G3/48—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support
    • C10G3/49—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support containing crystalline aluminosilicates, e.g. molecular sieves
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/20—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon starting from organic compounds containing only oxygen atoms as heteroatoms
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • C10G3/45—Catalytic treatment characterised by the catalyst used containing iron group metals or compounds thereof
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/54—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed
    • C10G3/55—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds
    • C10G3/57—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds according to the fluidised bed technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/802—Diluents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/20—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry using bio-feedstock
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/40—Ethylene production

Abstract

Предложен способ конверсии оксигенатов и реактор с быстрым псевдоожиженным слоем, имеющий верхнюю зону высвобождения и нижнюю реакционную зону. Способ выполняют в реакционной зоне, имеющей зону плотной фазы в нижней реакционной зоне и переходную зону, которая расположена в зоне высвобождения. Часть катализатора выгружают из места выше переходной зоны в зоне высвобождения, по меньшей мере частично, регенерируют и возвращают в место выше зоны плотной фазы, в то время как катализатор непрерывно циркулирует из зоны высвобождения в нижнюю реакционную зону. В способе предложена технология выполнения полной конверсии при значительном сокращении необходимого объема катализатора по сравнению с обычным реактором с кипящим слоем.

Description

Настоящее изобретение относится главным образом к процессам конверсии углеводородов, использующих реакционную зону с псевдоожиженным слоем. Более конкретно настоящее изобретение относится к способу и реактору для использования в конверсии метанола в олефины, когда целевыми продуктами являются легкие олефины.
Предшествующий уровень техники
Молекулярные сита, такие как микропористый кристаллический цеолит и нецеолитные катализаторы, в частности, силикоалюмофосфаты, (САФО) известны, как способствующие конверсии оксигенатов в углеводородные смеси. Этот процесс описан в многочисленных патентах для различных типов этих катализаторов: И8-А-3928483; И8-А-4025575 и И8-А-4252479; И8-А-4496786; И8-А-4547616; И8-А-4677243; И8-А-4843183; И8-А-4499314; И8-А-4447669; И8-А-5095163; И8-А-5191141; И8-А-5126308; И8-А-4973792 и И8-А-4861938.
Как правило, процесс можно выполнять в присутствии одного или нескольких разбавителей, которые могут присутствовать в исходном сырье из оксигенатов в количестве приблизительно от 1 до 99 моль.%, основанном на суммарном количестве молей всех компонентов исходного сырья и разбавителей, подаваемых в реакционную зону (или катализатор). Разбавители включают, но не ограничены этим, гелий, аргон, азот, окись углерода, двуокись углерода, водород, воду, парафины, углеводороды (такие как метан и т. п.), ароматические соединения или их смеси, Патенты И8-А-4861938 и И8-А4677242 сосредоточены на использовании разбавителя, смешиваемого с исходным сырьем в реакционной зоне для поддержания достаточной избирательности катализатора в направлении получения готовых легких олефинов, в частности, этилена. Упомянутые выше патенты США включены в настоящее описание посредством ссылки.
В патенте И8-А-4499327 описан способ получения легких олефинов из исходного сырья, содержащего метанол, этанол, простой диэтиловый эфир или их смеси, включающий контактирование потока исходного сырья с молекулярным ситом из силикоалюмофосфатов при эффективных условиях процесса для получения легких олефинов.
В патенте И8-А-4849091 описано устройство двухэтапной регенерации для использования в псевдоожиженной каталитической системе крекинга, предусматривающее начальное сгорание кокса ниже катализатора при низкой плотности катализатора в высокоэффективной зоне контакта с последующим отделением катализатора от регенерационного газа и полной регенерации частиц катализатора в зоне регенерации с плотным слоем. Течение катализатора и газа перед этим разделением происходит совме стно, в одном направлении, а после разделения в противотоке.
В заявке на международный патент XVО 99/01219 описан способ избирательного конвертирования оксигенатов в легкие олефины, в которых можно поддерживать углеродистые осадки во всем реакционном объеме катализатора посредством регенерации только части всего реакционного объема катализатора и смешивания регенерированной части с нерегенерированным полным объемом катализатора в реакции. Способ включает реактор с псевдоожиженным слоем с непрерывной регенерацией. В предпочтительной схеме исходное сырье оксигенатов смешивается с регенерированным катализатором и закоксованным катализатором в донной части стояка, и смесь поднимается в зону высвобождения продуктов реакции. В зоне высвобождения закоксованный катализатор отделяют от газообразных веществ посредством использования гравитационных или циклонных сепараторов. Часть закоксованного катализатора, подлежащего регенерации, направляют в зону десорбции для извлечения абсорбированных углеводородов. Десорбированный истощенный катализатор поступает в регенератор.
В патенте И8-А-4547616 описано усовершенствование способа конверсии оксигената или спиртов в олефины при использовании псевдоожиженного слоя в режиме турбулентного псевдоожижения при повышенных температурах и регулируемой активности катализатора. Описано, что псевдоожиженный слой катализатора поддерживают в вертикальной колонне реактора, имеющей турбулентную реакционную зону для достижения хорошего смешивания и более высокой скорости, чем скорость превращения в плотном слое при турбулентном режиме и меньшей, чем скорость перемещения частиц катализатора среднего размера. Сообщают, что поверхностная скорость среды находится в диапазоне приблизительно от 0,3 до 2 м в секунду. Предусмотрен пропуск частично регенерированного катализатора в псевдоожиженный слой катализатора в реакторе под верхней поверхностью раздела и достаточно низко, чтобы достичь хорошего смешивания в псевдоожиженном слое. Кроме того, сообщают, что высота слоя катализатора в реакторе может составлять, по меньшей мере, от 4 до 20 м, предпочтительно, приблизительно 9 м.
В патенте И8-А-4328384 описан способ конверсии спиртов и относящихся к ним оксигенатов в реакторе со стояком и плотным псевдоожиженным слоем катализатора, в котором катализатор циркулирует через множество сопутствующих зон десорбции-охлаждения для регулирования температуры. Способ включает пропуск кверху суспензии испарившегося реакционного материала и псевдоожиженных частиц катализатора, содержащих цеолит, через стояк с относительно израсходованным катализатором вслед за пропуском кверху суспензии, содержащей продукты реакции, через относительно плотную псевдоожиженную массу частиц катализатора с продолжительным временем присутствия, для того чтобы достичь полной конверсии. Катализатор выходит из нижней части относительно плотного слоя частиц катализатора и проходит книзу через множество отдельных зон десорбции-охлаждения катализатора перед тем, как возвращается в реактор со стояком. Десорбированные продукты удаляют из зоны десорбции-охлаждения, в которых продукты разделяют выше более плотной псевдоожиженной массы катализатора, чем в отдельных зонах десорбции-охлаждения.
В связи с чувствительностью многих описанных выше способов конверсии углеводородов к таким переменным, как температура, активность катализатора и объемная скорость, идет поиск усовершенствованных способов регулирования процесса, для того, чтобы получить искомые продукты конверсии, несмотря на то, что конверсию затрудняют сопутствующие продукты. Более конкретно, идет поиск усовершенствованного способа конверсии углеводородов в псевдоожиженном слое, который требует меньшего использования объема каталитических материалов, простой технологии и обеспечивает достаточное количество участков активности катализатора, чтобы повысить конверсию в искомый продукт без возникновения конверсии в сопутствующие продукты.
Краткое описание изобретения
Устройство в соответствии с настоящим изобретением содержит реактор с быстрым псевдоожиженным слоем для выполнения реакции конверсии оксигенатов при значительном снижении используемого объема катализатора по сравнению с обычными реакторами с кипящим слоем. При использовании как зоны плотной фазы, так и переходной зоны, в таком же реакторе в сочетании с исходным отделением катализатора или с этапом высвобождения могут быть получены значительные преимущества по сравнению с обычными реакторами с кипящим слоем. Обычные реакторы с кипящим слоем типа, используемого в каталитическом крекинге среды, обеспечивают хороший контакт между исходным сырьем и слоем катализатора и предусматривают режим, в котором активность всего целиком слоя катализатора можно поддерживать посредством периодической или непрерывной регенерации части слоя катализатора. Как правило, эти реакторы с кипящим слоем работают с поверхностной скоростью менее приблизительно 1 м в секунду (3 фута в секунду) и, как результат, требуют, чтобы диаметр и, следовательно, объем кипящего слоя был очень большим. Хотя хорошее смешивание и достижимо, используемый объем катализатора в результате является большим, а чувствительность процесса к изменению качества исходного сы рья является низкой, что делает отвод тепла из реакционной зоны более критическим фактором. В отличие от каталитического крекинга среды, процесс конверсии оксигенатов является экзотермическим, и избирательность зависит от активности катализатора, который быстро теряет активность. При использовании реактора с быстрым псевдоожиженным слоем в соответствии с настоящим изобретением площадь поперечного сечения реактора может быть уменьшена от 2 до 8 раз по сравнению с кипящим слоем. Совместно с этапом исходного высвобождения катализатора для получения исходного отделения катализатора от образованного в реакторе парообразного продукта, может быть уменьшено количество этапов пропуска через циклоны и диаметр верхней зоны высвобождения или верхней реакционной зоны. Сочетание реактора с быстрым псевдоожиженным слоем с нижней зоной плотной фазы и верхней зоной фазового перехода и исходного отделения катализатора обеспечивает значительное снижение капитальных затрат, приводит к повышению стабильности работы и делает отвод тепла из реактора более управляемым. Способ включает возврат регенерированного катализатора в место, расположенное выше зоны плотной фазы, что повышает избирательность.
В одном из вариантов настоящее изобретение представляет собой способ конверсии исходного сырья, содержащего оксигенат, для получения легких олефинов. Способ состоит из ряда этапов. Исходное сырье в присутствии разбавителя и при эффективных условиях поступает в зону плотной фазы в нижней реакционной зоне реактора с псевдоожиженным слоем. Реактор содержит псевдоожиженный нецеолитный катализатор. В зоне плотной фазы происходит конверсия исходного сырья, по меньшей мере частично, в поток продукта, содержащего легкие олефины. В соответствии с реакцией, по меньшей мере, часть катализатора теряет активность с образованием истощенного катализатора, который покрыт углеродистым осадком. Поток продукта, неконвертированная часть исходного сырья, смесь катализатора, содержащая истощенный катализатор и регенерированный катализатор, поступают в зону фазового перехода, находящуюся в нижней реакционной зоне выше зоны плотной фазы. В переходной зоне неконвертированная часть исходного сырья практически полностью подвергается конверсии с получением эффлюента переходной зоны, содержащего легкие олефины и смесь катализатора. Эффлюент переходной зоны поступает в первую зону отделения в зоне высвобождения для отделения первой части смеси катализатора и получения первого отделенного потока продуктов, содержащего смесь катализатора. Первая часть смеси катализатора поступает в верхний слой катализатора в зоне высвобождения. Первый отделенный поток продукта поступает во вторую зону отделения для получения результирующего потока продуктов, содержащего пониженное количество смеси катализатора по отношению к потоку продуктов. Вторую часть смеси катализатора возвращают в верхний слой катализатора. По меньшей мере, часть смеси катализатора из верхнего каталитического слоя возвращают в зону плотной фазы.
Третью часть смеси катализатора удаляют из верхнего каталитического слоя и, по меньшей мере, частично подвергают регенерации с получением регенерированного катализатора. Для уменьшения используемых объемов катализатора регенерированный катализатор возвращают в нижнюю реакционную зону в месте выше плотной фазы.
Краткое описание чертежа
На чертеже представлена схема реактора с быстрым псевдоожиженным слоем для использования в настоящем изобретении.
Подробное описание изобретения
Особенно подходящим сырьем для использования в настоящем изобретении являются алифатические гетеросоединения, в частности, когда нужно получить легкие олефины, а именно, олефины, содержащие от 2 приблизительно до 6, а предпочтительно от 2 до 4 атомов углерода на молекулу. К используемому здесь термину алифатические гетеросоединения относятся спирты, галогениды, меркаптаны, сульфиды, амины, простые эфиры и карбонильные соединения, например, альдегиды, кетоны, карбоновые кислоты и т.п. Алифатическая составляющая содержит предпочтительно от 1 приблизительно до 10 атомов углерода, а более предпочтительно, приблизительно от 1 до 4 атомов углерода. Примеры подходящих алифатических гетеросоединений включают метанол, метилмеркаптан, метилсульфид, метиламин, диметиловый простой эфир, этанол, этилмеркаптан, этилхлорид, диэтиловый простой эфир, метилэтиловый простой эфир, формальдегид, диметилкетон, уксусную кислоту, алкиламины, алкилгалоиды и алкилсульфиды. В одном из аспектов изобретения, когда искомыми продуктами являются легкие олефины и/или углеводороды бензинового ряда, исходное сырье выбирают предпочтительно из метанола, этанола, диметилового простого эфира, диэтилового простого эфира и их смесей, причем особенно предпочтительным является метанол.
Продукт или продукты, полученные в результате процесса конверсии, конечно, зависят, например, от исходного сырья, катализатора и используемых режимов процесса. Искомый продукт предпочтительно является органическим соединением. Искомый продукт предпочтительно является органическим соединением. Органический продукт или продукты предпочтительно являются углеводородами с диапазоном углерода от С2 до С6. В одном из аспектов искомый продукт предпочтительно содержит легкие олефины, имеющие приблизительно от 2 до 6, более предпочтительно, приблизительно от 2 до 4 атомов углерода на молекулу. Искомый продукт или продукты предпочтительно имеют кинетические диаметры, которые позволяют удалять или извлекать такой продукт или продукты из пор катализатора.
Условия реакции для конверсии алифатических гетеросоединений могут быть определены специалистами в данной области техники, и предпочтительно включают в соответствии с настоящим изобретением температуру приблизительно от 200 до 600°С, и давление приблизительно от 5 до 1400 кПа, более предпочтительно, приблизительно от 1400 до 700 кПа. Типичные процессы получения легких олефинов описаны в патентах США № 4499327 и 4873390, упомянутых выше и включенных в данное описание путем ссылки.
Для поддержания избирательности катализатора при получении легких олефинов требуется разбавитель, предпочтительно этилен или пропилен. Примерами разбавителей, которые могут быть использованы, являются гелий, аргон, азот, окись углерода, двуокись углерода, водород, пар, парафиновые углеводороды (например, метан), ароматические углеводороды (например, бензол, толуол) и их смеси. Количество используемого разбавителя можно изменять в значительных пределах, и обычно оно составляет приблизительно от 5 до 90 моль.%. Использование пара в качестве разбавителя предусматривает определенные расходы на оборудование и на повышение теплового коэффициента полезного действия. Можно с успехом использовать фазовый обмен между паром и водой в жидком состоянии для передачи тепла между исходным сырьем и эффлюентом реактора, а для отделения разбавителя от продукта требуется простая конденсация воды, чтобы отделить воду от углеводородов. Приведено, что соотношение составляет на 1 моль сырья приблизительно от 0,1 до 5 молей воды.
Нецеолитные молекулярные сита относятся к молекулярным ситам, которые имеют надлежащий эффективный размер пор и включают эмпирические химические композиции на безводной основе, выражаемые эмпирической формулой (Ε1χΑίγΡζ)θ2 где ЕЬ представляет элемент, выбранный из группы, включающей кремний, магний, цинк, железо, кобальт, никель, марганец, хром и их смеси, х представляет мольную фракцию ЕЬ и составляет, по меньшей мере, 0,005, у представляет мольную фракцию А1 и составляет, по меньшей мере, 0,01, ζ представляет мольную фракцию Р и составляет, по меньшей мере, 0,01, и х+у+/=1. Когда ЕЬ является смесью элементов, х представляет собой суммарное количество присутствующих в смеси металлов. Элементами (ЕЬ) предпочтительно являются кремний, магний и кобальт, причем особенно предпочтительным является кремний. Получение различных композиций ЕЬАРО хорошо известно в данной области техники и можно обнаружить в патентах США № 5191141 (ЕЬАРО); 4554193 (ЕеАРО); 4440871 (8АРО); 4853197 (МАРО, МиАРО, 2иАРО, СоАРО); 4793984 (САРО); 4752651 и 4310440, которые в целом включены в настоящее описание путем ссылки.
Одним из особенно предпочтительных вариантов является вариант, в котором ЕЬ представляет собой кремний (обозначаемый обычно как 8АРО). Композиции 8АРО, которые могут быть использованы в настоящем изобретении, являются любыми из тех, которые описаны в патентах США № И8-А-4440871, И8-А-5126308 и ИА-А-5191141 .Из конкретных кристаллических структур, описанных в патенте США № И8-А-4440871, предпочтительной является 8АРО-34, т.е. структура типа 34. Структура 8АРО-34 отличается тем, что она имеет открытые отверстия пор размером приблизительно 4,2 ангстрема. Предпочтительной является также другая структура 8АРО, 8АРО-17, как показано в примерах 25 и 26 патента № И8-А-4440871. Структура 8АРО-17 отличается тем, что она абсорбирует кислород, гексан и воду, но не абсорбирует изобутан, что показывает, что она содержит поры, которые имеют открытые отверстия размером более приблизительно 4,3 ангстрема и менее приблизительно 5,0 ангстремов.
Предпочтительным катализатором может быть и предпочтительно является катализатор, внедренный в твердые частицы, в которых катализатор присутствует в количестве, эффективном для получения необходимой конверсии углеводородов. В одном из аспектов твердые частицы включают каталитически эффективное количество катализатора и, по меньшей мере, один матричный материал, выбираемый предпочтительно из группы, содержащей связующие вещества, наполнители и их смеси, для получения нужного свойства или свойств у твердых частиц, например, нужного разбавления катализатора, механической прочности и т. п.
Такие матричные материалы часто являются в определенной степени пористыми по природе и могут быть эффективными или неэффективными для обеспечения требуемой конверсии углеводородов. Матричные материалы могут содействовать конверсии исходного сырья и часто вызывают снижение избирательности к искомому или продуктам по отношению к катализатору. Наполнители и связующие вещества включают, например, синтетические или имеющиеся в природе вещества, такие как оксиды металлов, глины, кремнеземы, глиноземы, кремнеглиноземы, кремнемагнезия, кремнедиоксид циркония, кремнедиоксид тория, кремнедиоксид бериллия, кремнедиоксид титана, кремнеглиноземдиоксид циркония, алюмофосфаты, их смеси и т. п.
Если матричные материалы, например, связующие вещества и наполнители, входят в состав катализатора, то нецеолитные и/или цеолитные молекулярные сита предпочтительно включают приблизительно от 1 до 99%, более предпочтительно, приблизительно от 5 до 90% и еще более предпочтительно, приблизительно от 10 до 80 вес.% от всего состава. Получение твердых частиц, включающих катализатор и матричные материалы, является обычным и хорошо известно в данной области техники, и поэтому здесь не требуется подробного описания.
Технологические режимы, подходящие для использования в настоящем изобретении, зависят, конечно, от конкретного процесса конверсии и могут быть легко определены специалистами в данной области техники. Типичные параметры реакции, которые регулируют интенсивность реакции, включают температуру, объемную скорость, активность катализатора и давление. Как правило, интенсивность реакции возрастает с увеличением температуры, увеличением активности катализатора и уменьшением объемной скорости. Влияние давления на интенсивность реакции зависит от конкретной реакции. Несмотря на то, что в соответствии с настоящим изобретением по мере необходимости можно регулировать любую из упомянутых выше переменных, чтобы получить необходимую конверсию углеводородов, настоящее изобретение особенно сосредоточено на активности катализатора, а более конкретно, направлено на получение эффективного количества участков с активным катализатором внутри реакционной зоны с подвижным слоем, для того чтобы повысить конверсию в искомые продукты, не повышая в то же время конверсию в нежелательные сопутствующие продукты.
В процессе конверсии на катализаторе по мере его движения книзу через реакционную зону оседают углеродистые материалы, например, кокс. Углеродистый осадок влияет на уменьшение числа активных мест в катализаторе, что влияет тем самым на степень конверсии. Поэтому, в ходе процесса конверсии в псевдоожиженном слое часть закоксованного катализатора выгружают из реакционной зоны и подвергают регенерации для удаления, по меньшей мере, части углеродистого материала. Углеродистый материал удаляют из катализатора преимущественно посредством окислительной регенерации, в которой катализатор, который выпускают из реактора, контактирует с содержащим кислород газом при температуре и концентрации кислорода, достаточных, чтобы обеспечить удаление из катализатора необходимого количества углеродистых материалов.
В зависимости от конкретного катализатора и конверсии может понадобиться удалить углеродистый материал по существу, например, по меньшей мере, до 1 вес.% или только частично регенерировать катализатор, например, до содержания приблизительно от 2 до 30 вес.% углерода. Предпочтительно, чтобы регенерированный катализатор содержал приблизительно от 0 до 20% или более, предпочтительно, приблизительно от 0 до 10% углерода. Кроме того, в процессе регенерации может происходить окисление серы и в некоторых случаях соединений азота вместе с удалением из катализатора металлических материалов. Помимо этого, условия регенерации можно изменять в зависимости от используемого катализатора и типа присутствующих в катализаторе загрязняющих примесей перед его регенерацией. В большинстве случаев, когда углеродистый материал присутствует в катализаторе в относительно больших концентрациях, то есть более приблизительно 1 вес.% углеродистого материала на катализатор, предпочтительно выполнять дожигание углерода для получения содержащего кислород потока газа. Подробности, касающиеся условий реакции, известны специалистам в данной области техники и не требуют дополнительного описания. Зона регенерации по форме предпочтительно представляет собой зону псевдоожиженного слоя, подобную реакционной зоне, в которой закоксованный катализатор поступает в зону регенерации, где удаляют углеродистый материал и регенерированный катализатор выпускают из нижней части зоны регенерации подают в режиме рециркуляции в реакционную зону.
В соответствии с настоящим изобретением катализатор после удаления углеродистого осадка и, тем самым, увеличения количества мест с активным катализатором добавляют выше зоны плотной фазы в нижней реакционной зоне для последующего контактирования с исходным сырьем. Скорость добавления выбирают так, чтобы получить достаточное количество мест с активным катализатором внутри нижней псевдоожиженной зоны, для того чтобы повысить конверсию исходного сырья в искомые продукты без повышения конверсии в нежелательные сопутствующие продукты. Таким образом, если при непрерывной конверсии искомых продуктов, которая происходит в контакте с местами активного катализатора, образуются сопутствующие продукты, то, в соответствии с настоящим изобретением, скорость введения регенерируемого катализатора снижают, для того чтобы уменьшить скорости реакции. С другой стороны, если сопутствующие продукты содержатся в подаваемых реагентах или промежуточных продуктах, то скорость добавления регенерированного катализатора в соответствии с настоящим изобретением увеличивают, для того чтобы повысить скорость реакции и получить искомые продукты. Скорость добавления предпочтительно выбирать, чтобы получить, по меньшей мере, 70% конверсии, более предпоч тительно, по меньшей мере, 90% конверсии в искомый продукт и менее 30% конверсии, более предпочтительно, менее 10% конверсии в сопутствующие продукты.
В настоящем изобретении используется реактор с быстрым псевдоожиженным слоем, который содержит верхнюю зону высвобождения и нижнюю реакционную зону. Нижняя реакционная зона содержит зону плотной фазы, которая функционирует при плотности от 320 до 640 кг/м2 и внутри которой диапазон поверхностной скорости составляет менее 2 м в секунду, предпочтительно менее приблизительно 2 м/с, еще предпочтительней менее 1 м/с. Термином поверхностная скорость обозначена скорость газа при его течении через емкость. Поверхностную скорость определяют обычно делением приведенной объемной скорости течения газа на площадь поперечного сечения емкости. Выше зоны плотной фазы расположена зона переходной фазы и проходит от нижней реакционной зоны в верхнюю зону высвобождения. Зона переходной фазы имеет плотность, равную или менее 320 кг/м3 и содержит сужающийся конус, диаметр которого сужается по ходу потока от диаметра зоны плотной фазы до диаметра стояка. Поверхностная скорость внутри переходной зоны находится в диапазоне приблизительно от 1 до 4 м/с, а как правило, она составляет более 2 м/с. Исходное сырье вводят при эффективных условиях в нижнюю реакционную зону, в которой оно контактирует с частично закоксованным катализатором для избирательного получения легких олефинов. По мере того как непрореагировавшее исходное сырье и продукты реакции проходят через зону плотной фазы, они поступают в переходную зону с частично закоксованными частицами катализатора, имеющую пониженное количество мест активного катализатора. По мере того как смесь непрореагировавшего сырья, псевдоожиженных частиц катализатора и продуктов реакции поступает в переходную зону, реакция продолжается по существу до полной конверсии (приблизительно более 99 моль.%) состоящего из оксигенатов исходного сырья. Для транспортировки или возврата части смеси катализатора из верхнего слоя катализатора в зону плотной фазы предусмотрена, по меньшей мере, одна напорная труба для рециркуляции катализатора. В напорной трубе для рециркуляции катализатора предпочтительно расположен, по меньшей мере, один холодильник для катализатора для охлаждения смеси катализатора перед ее возвратом в зону плотной фазы. Реакционная зона предпочтительно содержит, по меньшей мере, три напорных трубы для рециркуляции катализатора, и, по меньшей мере, одна напорная труба для рециркуляции содержит холодильник катализатора для генерирования пара и охлаждения смеси катализатора. Часть катализатора из реакционной зоны выгружают, подвергают десорбции обычным образом и подают в зону регенерации. В зоне регенерации закоксованный катализатор, по меньшей мере частично, подвергают регенерации для получения регенерированного катализатора. Регенерированный катализатор возвращают в реакционную зону в месте выше плотной фазы. Более конкретно, регенерированный катализатор может быть возвращен в реакционную зону в месте выше плотного слоя, таком как место в стояке или в переходной зоне, или в месте в зоне высвобождения, таком как верхний слой катализатора. Полагают, что при возврате регенерированного катализатора в месте выше зоны плотного слоя контакт между только что регенерированным катализатором и исходным сырьем из оксигенатов является минимальным, в связи с чем уменьшается повышение избирательности по этилену и общее образование кокса. Регенерированный катализатор поднимается в реакционную зону вместе с частью потока готового продукта. Предпочтительно часть потока готового продукта, используемого для подъема регенерированного катализатора, содержит бутан, который был извлечен из потока готового продукта в зоне фракционирования, выделяющей поток этилена, поток пропилена и поток бутилена.
Далее приведено описание изобретения со ссылкой на пример и чертеж.
Подробное описание чертежа
Как видно из чертежа, реактор 10 с быстрым псевдоожиженным слоем для получения из оксигенатов легких олефинов показан в схематическом виде. Реактор с быстрым псевдоожиженным слоем содержит зону 62 высвобождения и нижнюю реакционную зону, состоящую из зоны 44 плотной фазы и зоны 46 переходной фазы. Содержащее оксигенаты исходное сырье, выбираемое из группы, включающей метанол, этанол, диметиловый простой эфир и т.п., поступает по каналу 50 во впускное отверстие 14 для исходного сырья в присутствии разбавителя. Смесь исходного сырья и разбавителя проходит через распределитель 34 исходного сырья и поступает в зону 44 плотной фазы. Распределитель 34 исходного сырья включает ровную плоскую сетчатую пластину, которая позволяет пройти сквозь нее смеси исходного сырья в парообразной фазе, в то же время удерживая катализатор выше сетчатой пластины. Распределитель 34 исходного сырья, как правило, удерживается кольцом, имеющим полный диаметр меньше наружного диаметра обычно круглого распределителя исходного сырья. В основании реактора расположено несколько стоек для поддержания кольца. Стойки, как правило, приварены к кольцу под прямым углом к сетчатой пластине с образованием сборки распределителя исходного сырья, а сборка распределителя исходного сырья жестко размещена на основании нижней реакционной зоны над впускным отверстием 14 для исходного сырья. Кольцо служит для поддержания слоя катализатора и снижения вибраций в распределителе 34 исходного сырья. Катализатор в зоне 44 плотной фазы и зоне 46 фазового перехода содержит нецеолитный катализатор с мелкими порами, такой как 8ΆΡΘ-34, 8ΛΡΘ-17 и их смеси. По мере того как исходное сырье поступает в зону 44 плотной фазы, оно вступает в контакт с нецеолитным катализатором с мелкими порами и реагирует при эффективных условиях с получением потока продуктов реакции. Поток продуктов реакции содержит легкие олефины, включая этилен, пропилен и бутилен. В процессе реакции на катализатор оседает углеродистый осадок, уменьшая активность катализатора. Поток продуктов реакции и смеси катализатора, содержащий активный катализатор и некоторое количество дезактивированного катализатора, продвигается в переходную зону в промежуточной части реакционной зоны. По мере того как продукты реакции и смесь катализатора продолжают движение кверху через нижнюю реакционную зону в секцию 26 стояка, площадь поперечного сечения вдоль пути движения потока через реактор с быстрым псевдоожиженным слоем уменьшается от площади поперечного сечения зоны плотной фазы вдоль сужающегося элемента 25, или конического сечения, до площади поперечного сечения секции 26 стояка. Секция 26 стояка имеет меньший диаметр и меньшую площадь поперечного сечения, чем у зоны 44 плотной фазы, что приводит к увеличению поверхностной скорости через стояк по сравнению с зоной 44 плотной фазы. Поскольку поверхностные скорости в секции 26 стояка являются выше при одинаковой скорости подачи сырья, то площадь поперечного сечения всей реакционной зоны можно уменьшить по сравнению с площадью поперечного сечения реактора с кипящим слоем. Кроме того, реакционная зона с быстрым псевдоожиженным слоем обеспечивает более точное регулирование скоростей исходного сырья и катализатора без необходимости добавления снаружи или удаления катализатора. Поток продуктов реакции и смеси катализатора должен непрерывно проходить через секцию стояка. Выгрузка потока продуктов реакции и смеси катализатора происходит из секции стояка через зону отделения, содержащую лопасти 24 распределителя, или выпускной канал, и емкость 22 для разделения. По выпускному каналу 24 происходит выпуск потока продуктов реакции и смеси катализатора в касательном направлении для придания центростремительного ускорения катализатору и газу внутри емкости 22 для разделения, что обеспечивает циклонную сепарацию на начальной стадии. Смесь катализатора зоны 62 высвобождения, которая ограничивает выходной канал для частиц для выгрузки псевдоожиженных частиц катализатора, и парообразная часть потока продуктов реакции проходят кверху через выпускной канал 23 извлече ния газа для выхода газообразных сред из емкости 22 для разделения. Пар, содержащий взвешенный катализатор, непрерывно поднимается кверху к сепаратору фазы разбавителя, как правило, состоящему из комплекта от одного до трех обычного типа циклонов этапов разделения, показанных на чертеже как позиции 20 и 21. Этап разделения в циклоне 20 представляет собой циклон первичной сепарации, при которой поток пара из первого циклона проходит на второй этап разделения в циклоне 21, а вторичные пары из вторичного этапа разделения в циклоне 21 поступают по каналу 17 в накопительную камеру 16. Поток результирующих продуктов реакции, содержащий менее приблизительно 100 вес.ч. на миллион катализатора, выпускают по каналу 48 из выпускного отверстия 12 реактора. Поток результирующих продуктов реакции, выпускаемый из реакционной зоны с псевдоожиженным слоем, предпочтительно содержит менее 70 вес. ч. на миллион катализатор. Катализатор, отделенный на первичном этапе разделения в циклоне 20, падает через опущенный стояк 59 на дно зоны 62 высвобождения. Катализатор, отделенный в циклоне на вторичном этапе разделения, падает через опущенный стояк 60 на дно зоны 62 высвобождения. Опущенные стояки 59 и 60 в их основании снабжены створчатыми клапанами (не показаны) для предотвращения обратного потока паров через циклонные сепараторы. Катализатор, накапливаемый в донной части зоны 62 высвобождения, может достичь верхнего уровня катализатора, и любые излишки катализатора проходят через, по меньшей мере, одну наружную напорную трубу 28 рециркуляции катализатора через золотниковый клапан 32 контура рециркуляции и возвращаются в зону 44 плотной фазы. Для возврата катализатора из зоны 62 высвобождения в зону 44 плотной фазы используют предпочтительно, по меньшей мере, две наружных напорных трубы. Зона 30 теплопередачи, такая как проточный холодильник катализатора, необязательно, расположена, по меньшей мере, в одной наружной напорной трубе для рециркуляции в месте выше золотникового клапана 32 контура рециркуляции. Использование холодильника для катализатора позволяет регенерировать и отводить избыточное тепло из экзотермических реакций, протекающих в реакционной зоне. Тепло отводят из катализатора, как правило, для получения пара, который может быть использован где-нибудь в другом месте комплекса. По мере протекания реакций, активность катализатора в реакционной зоне постепенно снижается из-за оседания на нем кокса. Для поддержания конверсии и избирательности реакции на приемлемом уровне часть смеси катализатора выпускают в виде потока истощенного катализатора из верхней зоны 62 высвобождения и пропускают через напорную трубу 42 для истощенного катализатора. В напорной трубе 42 для истощенного катализатора поток истощенного катализатора подвергается десорбции десорбирующей средой, такой как пар, вводимый в канал 37 для получения потока 56 десорбированного катализатора. Напорная труба 42 для истощенного катализатора, как правило, включает участок десорбции, который содержит решетки или отбойные перегородки для улучшения контакта между катализатором и десорбирующей средой. Поток десорбированного катализатора проходит по каналу 38 и через золотниковый клапан для истощенного катализатора. Поток 56 десорбированного катализатора поступает в зону регенерации катализатора (не показана). В зоне регенерации катализатора поток истощенного катализатора, по меньшей мере частично, подвергают регенерации посредством либо окисления, либо восстановления для получения потока регенерированного катализатора. Такие схемы регенерации хорошо известны специалистам в области реакционных систем с псевдоожиженным слоем. Поток 52 регенерированного катализатора возвращают в нижнюю реакционную зону через напорную трубу регенерированного катализатора, содержащую канал 40, золотниковый клапан 41 и канал 36. Возврат регенерированного катализатора в реакционную зону может быть предусмотрен в любом месте стояка или верхнего каталитического слоя. Зона плотной фазы функционирует предпочтительно при поддержании высоты слоя приблизительно от 2 до 6 м (7-20 футов) выше распределителя 34 исходного сырья и ниже зоны переходной фазы реакционной зоны в зоне плотной фазы. Более предпочтительно, высота слоя зоны плотной фазы составляет приблизительно от 2,4 до 4 м (8-13 футов). Полагают, что при поддержании этой высоты слоя в зоне 44 плотной фазы скорость течения исходного сырья и проникновение струй у распределителя сырья является минимальной, что обеспечивает хорошо смешиваемую реакционную зону, содержащую катализатор, имеющий содержание углерода приблизительно от 3 до 20 вес.%. Полагают, что возврат регенерированного катализатора в место выше зоны 44 плотной фазы улучшает избирательность полной реакции в направлении этилена и пропилена. Только что регенерированный катализатор имеет склонность к расщеплению исходного сырья из оксигенатов с образованием нежелательных сопутствующих продуктов. При контактировании исходного сырья с частично регенерированным катализатором в зоне плотной фазы и контактирования продуктов реакции и непрореагировавшего материала в переходной зоне со смесью катализатора, которая является сравнительно более активной смесью катализатора, сочетание истощенного катализатора с только что регенерированным катализатором обеспечивает более полную конверсию в искомые результирующие легкие олефины.
Пример
Для разработки способа сравнения настоящего изобретения с обычного типа системой реактора с кипящим слоем для иллюстрации преимуществ настоящего изобретения было использовано инженерное моделирование. Инженерное моделирование основано на эксплуатации экспериментального устройства системы реактора с псевдоожиженным слоем как при использовании кипящего слоя, так и сочетания зоны плотной фазы и переходной зоны в соответствии с настоящим изобретением. Сравнение основано на обычного типа системе реактора с кипящим слоем для получения 120000 метрических тонн в год готового этилена высокой чистоты. Работу этой обычного типа системы реактора с кипящим слоем сравнивали с системой реактора с быстрым псевдоожиженным слоем в соответствии с настоящим изобретением, как показано на чертеже и описано выше. Реактор с кипящим слоем содержит нижнюю реакционную зону, содержащую действительно кипящий слой псевдоожиженного катализатора и зону высвобождения, которая содержит систему трехэтапной циклонной сепарации для извлечения частиц катализатора из продуктов реакции. Внутри кипящего слоя использовали обычного типа холодильник катализатора для отвода тепла из экзотермической реакции. Реактор с быстрым псевдоожиженным слоем включает нижнюю реакционную зону, содержащую зону плотной фазы, зону высвобождения, включающую, по меньшей мере, часть зоны переходной фазы, зону разделения и двухэтапную систему циклонной сепарации. Техническое и экономическое преимущество системы реактора с быстрым псевдоожиженным слоем по сравнению с обычного типа системой реактора с кипящим слоем показано в следующей таблице.
Таблица
Сравнение размеров реактора
Кипящий слой Быстрый псевдоожиженный слой
Нижний диаметр реактора, м (футы) 9,2 (30) 5,2 (17)
Объем катализатора в реакторе, метрические тонны 114 44
Как показано в приведенной выше таблице, диаметр нижней реакционной зоны реактора с быстрым псевдоожиженным слоем составляет почти половину диаметра нижней реакционной зоны обычного типа реактора с кипящим слоем. Диаметр зоны высвобождения реактора с быстрым псевдоожиженным слоем на 28% меньше, чем диаметр зоны высвобождения обычного типа реактора с псевдоожиженным слоем, как результат использования зоны отделения катализатора и двухэтапной циклонной сепарации в реакторе с быстрым псевдоожиженным слоем, по сравнению с использованием устройства обычного типа с трехэтапной циклонной сепа рацией в системе реактора с кипящим слоем. Таким образом, использование реакционной зоны с быстрым псевдоожиженным слоем дает значительную экономию размеров и затрат по сравнению с традиционной системой реактора с кипящим слоем и обеспечивает снижение почти на 250% используемого объема катализатора в реакторе.

Claims (10)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ конверсии исходного сырья, содержащего оксигенат для получения легких олефинов, включающий
    a) пропуск упомянутого исходного сырья в присутствии разбавителя в зону плотной фазы в нижней реакционной зоне реактора с быстрым псевдоожиженным слоем, содержащим псевдоожиженный нецеолитный катализатор, и, по меньшей мере, частичное конвертирование упомянутого исходного сырья в поток продуктов, включающий легкие олефины, и дезактивирование, по меньшей мере, части упомянутого катализатора с получением истощенного катализатора, покрытого углеродистым осадком;
    b) пропуск упомянутого потока продуктов, не подвергнутой конверсии части исходного сырья и смеси катализатора, содержащей истощенный катализатор и регенерированный катализатор, в зону переходной фазы, расположенную в упомянутой нижней реакционной зоне выше упомянутой зоны плотной фазы, в которой не подвергнутая конверсии часть исходного сырья по существу полностью подвергается конверсии с получением эффлюента переходной зоны, содержащего легкие олефины и смесь катализатора;
    c) пропуск эффлюента переходной зоны в первую зону разделения в верхней зоне высвобождения упомянутой реакционной зоны для отделения первой части смеси катализатора и получения первого потока отделенных продуктов и накопление первой части смеси катализатора в верхнем слое катализатора верхней зоны высвобождения;
    б) пропуск первого потока отделенных продуктов во вторую зону разделения для получения потока результирующих продуктов, содержащего уменьшенное количество катализатора по сравнению с первым потоком катализатора и возврат второй части смеси катализатора в верхний слой катализатора;
    е) возврат, по меньшей мере, части смеси катализатора из верхнего слоя катализатора в зону плотной фазы; и
    1) удаление третьей части смеси катализатора из верхнего слоя катализатора, регенерацию, по меньшей мере частично, третьей части смеси катализатора для получения регенерированного катализатора и возврат регенерированного катализатора в нижнюю реакционную зону в месте выше зоны плотной фазы.
  2. 2. Способ по п.1, в котором легкие олефины включают олефины, содержащие от 2 до 4 атомов углерода на молекулу оксигената, и их выбирают из группы, состоящей из метанола, этанола, пропанола, простого диметилового эфира и их смесей.
  3. 3. Способ по п.1 или 2, в котором нецеолитный катализатор представляет собой катализатор из силикоалюмофосфатов.
  4. 4. Способ по п.1 или 2, в котором высота слоя зоны плотной фазы составляет приблизительно от 2 до 4 м,
  5. 5. Способ по п.1 или 2, который дополнительно включает охлаждение смеси катализатора этапа (е) перед возвратом смеси катализатора в зону плотной фазы.
  6. 6. Способ по п.1 или 2, в котором эффективные условия для конверсии исходного сырья в плотной фазе предусматривают поверхностную скорость менее 2 м/с и поверхностную скорость в переходной фазе больше или равную 2 м/с.
  7. 7. Способ по пп.1-5, в котором второй этап разделения включает этап циклонной сепарации и упомянутый этап циклонной сепарации включает приблизительно от одного до трех этапов циклонной сепарации.
  8. 8. Способ по п.1 или 5, в котором предусматривают, по меньшей мере, одну напорную трубу рециркуляции катализатора для возврата части смеси катализатора из верхнего слоя катализатора в зону плотной фазы.
  9. 9. Способ по п.1 или 2, в котором приблизительно в средней части реакционной емкости расположена перегородка для отделения реакционной зоны от зоны высвобождения.
  10. 10. Способ по п.8, в котором внутри реакционной емкости вертикально проходит стояк из реакционной зоны в центральную часть зоны высвобождения для пропуска потока продуктов и смеси катализатора и ограничивает выпускное отверстие внутри упомянутой зоны высвобождения для выпуска потока продуктов и смеси катализатора со скоростью, направленной по касательной в зоне высвобождения.
EA200000780A 1999-08-20 2000-08-18 Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов EA002261B1 (ru)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US09/378,416 US6166282A (en) 1999-08-20 1999-08-20 Fast-fluidized bed reactor for MTO process

Publications (3)

Publication Number Publication Date
EA200000780A2 EA200000780A2 (ru) 2001-02-26
EA200000780A3 EA200000780A3 (ru) 2001-06-25
EA002261B1 true EA002261B1 (ru) 2002-02-28

Family

ID=23493057

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200000780A EA002261B1 (ru) 1999-08-20 2000-08-18 Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов

Country Status (9)

Country Link
US (1) US6166282A (ru)
AR (1) AR025327A1 (ru)
AU (1) AU770811B2 (ru)
CA (1) CA2316325C (ru)
EA (1) EA002261B1 (ru)
EG (1) EG22398A (ru)
GC (1) GC0000138A (ru)
NL (1) NL1015957C2 (ru)
NO (1) NO20004156L (ru)

Families Citing this family (196)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6552240B1 (en) 1997-07-03 2003-04-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method for converting oxygenates to olefins
US6455747B1 (en) 1998-05-21 2002-09-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method for converting oxygenates to olefins
RO114524B1 (ro) 1997-10-02 1999-05-28 Sc Zecasin Sa Procedeu de fabricare a oleofinelor cu greutate moleculara mica prin conversia catalitica in strat fluidizat a metanolului
US6482999B2 (en) 1999-02-17 2002-11-19 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Method for improving light olefin selectivity in an oxygenate conversion reaction
US6444868B1 (en) 1999-02-17 2002-09-03 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Process to control conversion of C4+ and heavier stream to lighter products in oxygenate conversion reactions
US6869521B2 (en) * 2002-04-18 2005-03-22 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing
US20040104149A1 (en) * 1999-08-20 2004-06-03 Lomas David A. Controllable volume reactor and process
US7169293B2 (en) 1999-08-20 2007-01-30 Uop Llc Controllable space velocity reactor and process
US6743747B1 (en) 2000-02-24 2004-06-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalyst pretreatment in an oxgenate to olefins reaction system
US7102050B1 (en) * 2000-05-04 2006-09-05 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor
US6613950B1 (en) * 2000-06-06 2003-09-02 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Stripping hydrocarbon in an oxygenate conversion process
US6441261B1 (en) 2000-07-28 2002-08-27 Exxonmobil Chemical Patents Inc. High pressure oxygenate conversion process via diluent co-feed
US6486219B1 (en) 2000-09-27 2002-11-26 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Methanol, olefin, and hydrocarbon synthesis process
US6441262B1 (en) 2001-02-16 2002-08-27 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Method for converting an oxygenate feed to an olefin product
US6518475B2 (en) 2001-02-16 2003-02-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for making ethylene and propylene
US6673978B2 (en) 2001-05-11 2004-01-06 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for making olefins
WO2003004444A1 (en) * 2001-07-02 2003-01-16 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Inhibiting catalyst coke formation in the manufacture of an olefin
US6870072B2 (en) * 2001-10-30 2005-03-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Heat recovery in an olefin production process
US6660682B2 (en) * 2001-11-30 2003-12-09 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Method of synthesizing molecular sieves
US7227048B2 (en) 2001-12-31 2007-06-05 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Converting oxygenates to olefins over a catalyst comprising acidic molecular sieve of controlled carbon atom to acid site ratio
US6768036B2 (en) * 2001-12-31 2004-07-27 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method for adding heat to a reactor system used to convert oxygenates to olefins
AU2002367007A1 (en) 2002-01-03 2003-07-30 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Stabilisation of acid catalysts
US7053260B2 (en) * 2002-01-07 2006-05-30 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Reducing temperature differences within the regenerator of an oxygenate to olefin process
US6906232B2 (en) * 2002-08-09 2005-06-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve compositions, catalysts thereof, their making and use in conversion processes
US7208442B2 (en) * 2002-02-28 2007-04-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve compositions, catalyst thereof, their making and use in conversion processes
US7307196B2 (en) * 2002-02-28 2007-12-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve compositions, catalyst thereof, their making and use in conversion processes
US7319178B2 (en) * 2002-02-28 2008-01-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve compositions, catalysts thereof, their making and use in conversion processes
US6995111B2 (en) 2002-02-28 2006-02-07 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve compositions, catalysts thereof, their making and use in conversion processes
US6759360B2 (en) * 2002-03-29 2004-07-06 Exxonmobil Chemical Patent Inc. Interior surface modifications of molecular sieves with organometallic reagents and the use thereof for the conversion of oxygenates to olefins
US6866771B2 (en) * 2002-04-18 2005-03-15 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with catalyst recycle
US7034196B2 (en) * 2002-06-19 2006-04-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method and apparatus for reducing decomposition byproducts in a methanol to olefin reactor system
CA2485924A1 (en) * 2002-06-21 2004-04-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Controlling solids circulation in a gas-solids reaction system
US7396971B2 (en) * 2002-08-01 2008-07-08 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Two stage hydrocarbon conversion reaction system
CN1325448C (zh) 2002-08-14 2007-07-11 埃克森美孚化学专利公司 由含氧物制备烯烃的方法
US7238846B2 (en) * 2002-08-14 2007-07-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Conversion process
US7030284B2 (en) * 2002-08-20 2006-04-18 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method and reactor system for converting oxygenate contaminants in an MTO reactor system product effluent to hydrocarbons
US7122160B2 (en) * 2002-09-24 2006-10-17 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Reactor with multiple risers and consolidated transport
US20040064007A1 (en) * 2002-09-30 2004-04-01 Beech James H. Method and system for regenerating catalyst from a plurality of hydrocarbon conversion apparatuses
US7083762B2 (en) * 2002-10-18 2006-08-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor with centralized catalyst return
US6737556B2 (en) 2002-10-21 2004-05-18 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method and system for reducing decomposition byproducts in a methanol to olefin reactor system
US7273960B2 (en) * 2002-10-25 2007-09-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc Fluid bed oxygenates to olefins reactor apparatus and process of controlling same
US7007701B2 (en) * 2002-10-28 2006-03-07 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processor for removing contaminants from a compressor in a methanol to olefin separation system
US7214843B2 (en) * 2002-11-26 2007-05-08 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Treating oxygenate containing feedstreams in the conversion of oxygenates to olefins
US6899046B2 (en) * 2002-11-26 2005-05-31 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Shipping methanol for a methanol to olefin unit in non-methanol carriers
US6846966B2 (en) * 2002-11-26 2005-01-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method and apparatus for treating oxygenate-containing feeds and their use in conversion of oxygenates to olefins
US7074979B2 (en) * 2002-12-31 2006-07-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processing a contaminated oxygenate-containing feed stream in an oxygenate to olefin reaction system
US7115791B2 (en) * 2002-12-19 2006-10-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method and apparatus for controlling effluent composition in oxygenates to olefins conversion
US7026267B2 (en) 2002-12-20 2006-04-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve catalyst composition, its production and use in conversion processes
WO2005000346A1 (en) * 2003-06-23 2005-01-06 Baxter International Inc. Carrier proteins for vaccines
US6872867B1 (en) 2003-07-17 2005-03-29 Uop Llc Start-up of a methanol-to-olefin process
US6951830B2 (en) * 2003-08-05 2005-10-04 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve catalyst compositions, their production and use in conversion processes
US7241713B2 (en) * 2003-10-02 2007-07-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve catalyst composition, its making and use in conversion processes
US7241716B2 (en) * 2003-11-10 2007-07-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Protecting catalytic sites of metalloaluminophosphate molecular sieves
US7084319B2 (en) * 2003-12-05 2006-08-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalyst fluidization in oxygenate to olefin reaction systems
US7619127B2 (en) * 2003-12-23 2009-11-17 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method of operating a riser reactor
US7033971B2 (en) * 2004-02-09 2006-04-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method for using stabilizing catalyst activity during MTO unit operation
US7329790B2 (en) * 2004-04-15 2008-02-12 Uop Llc Wet scrubbing and recycle of effluent-contaminating catalyst particles in an oxygenate-to-olefin process
US7199278B2 (en) * 2004-07-30 2007-04-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Conversion of oxygenates to olefins
US7166757B2 (en) * 2004-07-30 2007-01-23 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Conversion of oxygenates to olefins
US7186875B2 (en) * 2004-07-30 2007-03-06 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Conversion of oxygenates to olefins
US7582203B2 (en) 2004-08-10 2009-09-01 Shell Oil Company Hydrocarbon cracking process for converting gas oil preferentially to middle distillate and lower olefins
KR20070056090A (ko) * 2004-08-10 2007-05-31 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 원료로 중간 증류 제품 및 저급 올레핀을 만드는방법 및 장치
US20060040821A1 (en) * 2004-08-18 2006-02-23 Pujado Peter R Treatment of air to a catalyst regenerator to maintain catalyst activity
US7309383B2 (en) * 2004-09-23 2007-12-18 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for removing solid particles from a gas-solids flow
US7138558B2 (en) * 2004-11-01 2006-11-21 Uop Llc Direct return of oxygenate recycle stream in olefin production process
US7622626B2 (en) * 2004-11-01 2009-11-24 Uop Llc Purge gas streams to stagnant zones within oxygenate-to-olefin reactor
US7622625B2 (en) * 2004-11-01 2009-11-24 Uop Llc Purge gas streams to stagnant zones within oxygenate-to-olefin reactor
US7208649B2 (en) * 2004-11-01 2007-04-24 Uop Llc External second stage cyclones in olefin production process
US20050203326A1 (en) * 2004-12-16 2005-09-15 Miller Lawrence W. Process for containment of catalyst particles in a oxygenate-to-olefin process
US7423191B2 (en) * 2004-12-16 2008-09-09 Uop Llc Method and system for catalytically converting oxygenates and regenerating and stripping catalyst
US7465845B2 (en) * 2004-12-22 2008-12-16 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Increasing ethylene and/or propylene production in an oxygenate to olefins reaction systems
US7829030B2 (en) * 2004-12-30 2010-11-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
US7829750B2 (en) * 2004-12-30 2010-11-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
US20060149108A1 (en) * 2004-12-30 2006-07-06 Miller Lawrence W Oxygenate conversion reactor catalyst coolers
EP1850958B1 (en) 2005-01-31 2018-07-04 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Molecular sieve catalyst composition, its making and use in conversion processes
EA200702526A1 (ru) * 2005-05-27 2008-06-30 Эксонмобил Кемикэл Пейтентс Инк. Превращения оксигената в олефины в снабженном отбойными заслонками реакторе
US7578987B2 (en) * 2005-06-20 2009-08-25 Uop Llc Synthesis of SAPO-34 with essentially pure CHA framework
WO2007021394A2 (en) * 2005-08-18 2007-02-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalytic conversion of oxygenates to olefins
FR2894849B1 (fr) * 2005-12-20 2008-05-16 Inst Francais Du Petrole Nouveau reacteur a deux zones reactionnelles fluidisees avec systeme de separation gaz/solide integre
FR2894842B1 (fr) * 2005-12-21 2008-02-01 Inst Francais Du Petrole Nouveau systeme de separation gaz solide et de stripage pour les unites de craquage catalytique en lit fluidise
US7547427B2 (en) * 2005-12-22 2009-06-16 Uop Llc Multiple stage separator vessel
US7763766B2 (en) * 2005-12-22 2010-07-27 Uop Llc Methanol-to-olefins process with reduced coking
ES2298013A1 (es) * 2005-12-29 2008-05-01 Uop Llc Enfriadores de catalizador para reactor de conversion de compuestos oxigenados.
US7594953B2 (en) * 2006-01-31 2009-09-29 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Separating solid particles from gas in a fluid bed reactor
US7935857B2 (en) 2006-03-31 2011-05-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Product recovery in gas-solids reactors
US7744746B2 (en) 2006-03-31 2010-06-29 Exxonmobil Research And Engineering Company FCC catalyst stripper configuration
US7335621B2 (en) * 2006-04-19 2008-02-26 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalyst compositions and preparation thereof
US7595275B2 (en) * 2006-08-15 2009-09-29 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalyst compositions and their synthesis
CN101165019B (zh) * 2006-10-20 2010-06-16 中国石油化工股份有限公司 生产乙烯、丙烯的方法
CN101165018B (zh) * 2006-10-20 2010-05-12 中国石油化工股份有限公司 乙烯和丙烯的生产方法
CN101165026B (zh) * 2006-10-20 2011-01-19 中国石油化工股份有限公司上海石油化工研究院 由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法
CN101165025B (zh) * 2006-10-20 2010-12-08 中国石油化工股份有限公司 甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法
FR2909897B1 (fr) * 2006-12-13 2009-06-26 Inst Francais Du Petrole Nouveau systeme de separation gaz solide pour les regenerateurs des unites de craquage catalytique en lit fluidise
US7935650B2 (en) 2006-12-18 2011-05-03 Uop Llc Neutralization of quench stream in a process for handling catalyst from an oxygenate-to-olefin reaction
CN101239871B (zh) * 2007-02-07 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 甲醇或二甲醚转化过程中提高低碳烯烃选择性的方法
CN101239868B (zh) * 2007-02-07 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 提高乙烯、丙烯收率的方法
CN101279874B (zh) * 2007-04-04 2011-04-27 中国石油化工股份有限公司 由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法
KR20100016499A (ko) * 2007-04-13 2010-02-12 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 원료로 중질 증류 생성물 및 저급 올레핀을 산출하는 시스템 및 방법
US20080260631A1 (en) 2007-04-18 2008-10-23 H2Gen Innovations, Inc. Hydrogen production process
WO2008134612A1 (en) * 2007-04-30 2008-11-06 Shell Oil Company Systems and methods for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock
CN101306969B (zh) * 2007-05-16 2011-11-30 中国石油化工股份有限公司 用于含氧化合物制低碳烯烃的反应装置
CN101348404B (zh) * 2007-07-18 2011-11-30 中国石油化工股份有限公司 甲醇或二甲醚转化过程中提高乙烯、丙烯收率的方法
US20100324232A1 (en) * 2007-10-10 2010-12-23 Weijian Mo Systems and methods for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock
US20090163756A1 (en) * 2007-12-19 2009-06-25 Uop Llc, A Corporation Of The State Of Delaware Reactor cooler
CN101514134B (zh) * 2008-02-23 2012-08-22 中国石化集团洛阳石油化工工程公司 一种含氧化合物转化为烯烃反应的进料温度调节方法
CN101270019B (zh) * 2008-04-11 2011-05-18 中国石油化工股份有限公司 由甲醇或二甲醚制备乙烯和丙烯的方法
CN101328103B (zh) * 2008-06-12 2012-06-27 中国石油化工股份有限公司 甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的方法
CN101333140B (zh) * 2008-07-08 2012-05-23 中国石油化工股份有限公司 甲醇或二甲醚制备低碳烯烃的反应装置
CN102924210B (zh) * 2008-07-26 2015-06-03 中石化洛阳工程有限公司 碳四及更重组分的转化方法
EP2163310A3 (en) 2008-09-10 2014-06-04 East China University of Science and Technology Method for purifying quench water and scrubbing water from MTO (methanol-to-olefin process) by mini-hydrocyclone and apparatus used for same
CN101402538B (zh) * 2008-11-21 2013-01-09 中国石油化工股份有限公司 提高低碳烯烃收率的方法
CN101811072B (zh) * 2009-02-19 2011-12-21 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃反应过程中控制再生的方法
CN101898927B (zh) * 2009-05-27 2013-11-06 中国石油化工股份有限公司 一种由醇类化合物制取低碳烯烃的方法
CN101941876B (zh) * 2009-07-06 2013-07-31 中国石油化工股份有限公司 增产轻质烯烃的方法
CN102020523B (zh) * 2009-09-10 2013-06-05 中国石油化工股份有限公司 一种烯烃转化装置的开工方法
CN102190545A (zh) * 2010-03-03 2011-09-21 中国石油化工股份有限公司 甲醇生产烯烃过程中副产物的利用方法
CN102190548B (zh) * 2010-03-03 2014-07-02 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃工艺中提高低碳烯烃收率的方法
CN102190550B (zh) * 2010-03-03 2016-02-10 中国石油化工股份有限公司 低碳烯烃的生产方法
CN102190538B (zh) * 2010-03-03 2014-07-02 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃工艺中碳四以上烃催化裂解方法
CN102834365B (zh) 2010-03-31 2016-09-28 陶氏环球技术有限责任公司 在含氧化合物-至-烯烃的转化中提高对乙烯的选择性的方法
US9126174B2 (en) * 2010-03-31 2015-09-08 Uop Llc Hydroprocessing method, or an apparatus relating thereto
US9233885B2 (en) 2010-06-03 2016-01-12 Uop Llc Two stage oxygenate conversion reactor with improved selectivity
CN102276390A (zh) * 2010-06-11 2011-12-14 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃工艺中调整产品比例的方法
CN102276401B (zh) * 2010-06-11 2013-12-25 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃产品气中催化剂的脱除方法
CN102276393A (zh) * 2010-06-11 2011-12-14 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃反应-再生系统中再生催化剂返回反应器的方法
CN102276399B (zh) * 2010-06-11 2013-10-16 中国石油化工股份有限公司 由甲醇和石脑油生产低碳烯烃的方法
CN102276400B (zh) * 2010-06-11 2014-05-28 中国石油化工股份有限公司 甲醇制低碳烯烃反应-再生装置
CN102276384B (zh) * 2010-06-11 2013-12-04 中国石油化工股份有限公司 保持低碳烯烃选择性稳定的方法
CN102276386B (zh) 2010-06-11 2013-12-25 中国石油化工股份有限公司 低碳烯烃的生产方法
CN102295505B (zh) * 2010-06-24 2014-05-28 中国石油化工股份有限公司 甲醇制备低碳烯烃的反应装置
CN102295504B (zh) * 2010-06-24 2013-12-25 中国石油化工股份有限公司 甲醇制备低碳烯烃的方法
CN101891576A (zh) * 2010-07-12 2010-11-24 兆威兴业有限公司 甲醇和/或二甲醚制备低碳烯烃的工艺与装置
US8419835B2 (en) 2010-08-10 2013-04-16 Uop Llc Apparatuses and methods for gas-solid separations using cyclones
CN102372540A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 甲醇转化为低碳烯烃的方法
CN102093153B (zh) 2010-11-05 2014-04-09 华东理工大学 Mto含催化剂微粉反应气优化组合净化分离的方法与装置
CN102464527B (zh) * 2010-11-17 2013-12-25 中国石油化工股份有限公司 由低碳醇生产低碳烯烃的方法
CN102463080A (zh) * 2010-11-17 2012-05-23 中国石油化工股份有限公司 以甲醇为原料生产低碳烯烃的反应装置
US9085501B2 (en) 2010-11-17 2015-07-21 China Petroleum & Chemical Corporation Processes for increasing the yield of ethylene and propylene
CN102463154B (zh) * 2010-11-17 2014-01-22 中国石油化工股份有限公司 带碳流化床催化剂的卸出方法
CN102464532B (zh) 2010-11-17 2014-07-02 中国石油化工股份有限公司 低碳烯烃的制备方法
CN102649706B (zh) * 2011-02-25 2015-04-08 中国石油化工股份有限公司 草酸酯通过气相加氢制乙二醇的方法
CN102649707A (zh) * 2011-02-25 2012-08-29 中国石油化工股份有限公司 草酸酯通过气相加氢反应制备乙二醇的方法
CN102814151B (zh) * 2011-06-08 2014-02-26 富德（北京）能源化工有限公司 由含氧化合物制烯烃的流化床反应器和方法
CN102875281B (zh) * 2011-07-12 2015-05-13 中国石油化工股份有限公司 甲醇催化转化为低碳烯烃的方法
CN102875289B (zh) * 2011-07-12 2014-12-10 中国石油化工股份有限公司 制备低碳烯烃的方法
CN102875296B (zh) * 2011-07-12 2015-01-07 中国石油化工股份有限公司 甲醇制低碳烯烃的反应装置
CN102875305B (zh) * 2011-07-12 2014-08-13 中国石油化工股份有限公司 甲醇制低碳烯烃的方法
CN102875280B (zh) * 2011-07-12 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 甲醇转化为低碳烯烃的反应装置
CN102875292B (zh) * 2011-07-12 2016-04-13 中国石油化工股份有限公司 由甲醇生产低碳烯烃的反应装置
CN102875291B (zh) * 2011-07-12 2014-11-26 中国石油化工股份有限公司 由甲醇生产低碳烯烃的方法
CN102875283B (zh) * 2011-07-12 2015-11-18 中国石油化工股份有限公司 由甲醇和石脑油制备低碳烯烃的方法
CN102344328B (zh) * 2011-07-25 2014-03-12 浙江大学 一种使用移动床技术将甲醇转化为丙烯的半连续方法
CN103073377B (zh) * 2011-10-25 2015-11-25 中国石油化工股份有限公司 一种含氧化合物催化转化制备低碳烯烃的方法
CN103121890B (zh) * 2011-11-18 2015-01-07 中国石油化工股份有限公司 含氧化合物生产低碳烯烃的方法
CN103193574B (zh) 2012-01-10 2015-01-07 中国石油化工股份有限公司 甲醇制低碳烯烃反应-再生装置的开车方法
CN103772103A (zh) * 2012-10-25 2014-05-07 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃反应过程中提高乙烯、丙烯收率的方法
US9150466B2 (en) 2012-11-20 2015-10-06 Uop Llc Counter-current fluidized bed reactor for the dehydrogenation of olefins
US9023285B2 (en) 2012-11-20 2015-05-05 Uop Llc Counter-current fluidized bed reactor for the dehydrogenation of olefins
US20150099913A1 (en) 2013-10-04 2015-04-09 Exxonmobil Research And Engineering Company Methanol conversion process
US9399603B2 (en) * 2013-11-25 2016-07-26 Uop Llc Increased conversion of recycled oxygenates in MTO
CN104672040B (zh) * 2013-12-03 2017-06-16 中国科学院大连化学物理研究所 一种含氧化合物制低碳烯烃的方法及其使用的设备
CN104672045B (zh) * 2013-12-03 2016-06-08 中国科学院大连化学物理研究所 一种用于甲醇和/或二甲醚制低碳烯烃的反应装置
BR112016012633B1 (pt) * 2013-12-03 2021-07-20 Dalian Institute Of Chemical Physics, Chinese Academy Of Sciences Método para preparar uma olefina leve com um composto que contém oxigênio
US9718743B2 (en) 2013-12-03 2017-08-01 Dalian Institute Of Chemical Physics, Chinese Academy Of Sciences Method for preparing a light olefin using an oxygen-containing compound, and device for use thereof
WO2015081494A1 (zh) 2013-12-03 2015-06-11 中国科学院大连化学物理研究所 一种用于甲醇和/或二甲醚制低碳烯烃的反应装置
CN104672044B (zh) * 2013-12-03 2016-06-08 中国科学院大连化学物理研究所 一种含氧化合物制低碳烯烃的方法
US9370783B2 (en) 2014-03-28 2016-06-21 Uop Llc Apparatuses and methods for gas-solid separations using cyclones
US8945283B1 (en) 2014-03-28 2015-02-03 Uop Llc Apparatuses and methods for gas-solid separations using cyclones
KR101616827B1 (ko) 2014-05-15 2016-04-29 한국화학연구원 경질 올레핀의 제조공정 및 이를 위한 제조장치
SG10201508475YA (en) 2014-10-14 2016-05-30 China Petroleum & Chemical Separation Device for Use in Fluidized bed Reactor, Reaction Regeneration Apparatus and Process for Preparing Olefins, and Process for Preparing Aromatic Hydrocarbons
CN105505456B (zh) * 2014-10-20 2017-09-29 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化装置和一种催化裂化石油烃的方法
EP3040401A1 (en) 2014-12-30 2016-07-06 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. An oxygenate to olefins conversion reactor system and process for use thereof
US9809519B1 (en) 2016-05-26 2017-11-07 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Oxygenate synthesis and homologation
CN106045808B (zh) * 2016-06-01 2019-07-26 石宝珍 甲醇制烃类产品反应方法和装置
SG11201903506YA (en) 2016-10-19 2019-05-30 Dalian Inst Chemical Physics Cas Fast fluidized-bed reactor, device, and method using oxygen-containing compound for manufacturing propene or c4 hydrocarbon
CN110099741B (zh) 2016-11-02 2022-03-01 陶氏环球技术有限责任公司 包含导流器的流化催化反应器
AR109884A1 (es) 2016-11-02 2019-01-30 Dow Global Technologies Llc Métodos para diseñar reactores catalíticos fluidos ampliados
CN106890602A (zh) * 2017-03-25 2017-06-27 青岛京润石化设计研究院有限公司 一种气固流化床反应器气固预分离器
CN106914191A (zh) * 2017-03-25 2017-07-04 青岛京润石化设计研究院有限公司 甲醇制烃类流化床反应方法
US10307721B2 (en) 2017-04-01 2019-06-04 China University Of Petroleum (East China) Reaction-regeneration device and process for alkane dehydrogenation to alkene
RU2652198C1 (ru) * 2017-07-04 2018-04-25 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Распределитель катализатора для системы реактор-регенератор дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 с кипящим слоем
RU2652195C1 (ru) * 2017-07-04 2018-04-25 Акционерное общество "Специальное конструкторско-технологическое бюро "Катализатор" Распределитель катализатора и транспортного газа для системы реактор - регенератор дегидрирования парафиновых углеводородов С3-С5 с кипящим слоем
AR112516A1 (es) 2017-07-31 2019-11-06 Dow Global Technologies Llc Métodos y aparatos para procesar corrientes de gas
CN109420468B (zh) * 2017-08-31 2023-10-31 中国石油化工股份有限公司 反应设备及其用途
US10647623B2 (en) 2018-08-10 2020-05-12 Uop Llc Processes for reduced oxygenated recycle in an MTO conversion
US10589264B2 (en) 2018-08-10 2020-03-17 Uop Llc Processes for controlling the partial regeneration of spent catalyst from an MTO reaction
US10646792B2 (en) 2018-08-10 2020-05-12 Uop Llc Processes for separating an MTO effluent
SE542646C2 (en) * 2018-08-16 2020-06-23 Rise Res Institutes Of Sweden Ab Concept for the production of food with reduced environmental impact
EP3856874A1 (en) 2018-09-25 2021-08-04 ExxonMobil Research and Engineering Company Co-processing hydrothermal liquefaction oil and co-feed to produce biofuels
CN110950729B (zh) * 2018-09-27 2022-06-07 中石化洛阳工程有限公司 一种提高低碳烯烃选择性的方法和设备
CN110950730B (zh) * 2018-09-27 2022-06-07 中石化洛阳工程有限公司 提高低碳烯烃选择性的方法和设备
CN111056891B (zh) * 2018-10-17 2022-07-08 中国石油化工股份有限公司 甲醇转化过程氧化物回炼的反应系统及其反应方法
CN111250006B (zh) * 2018-11-30 2021-11-23 中国科学院大连化学物理研究所 煤基乙醇制乙烯快速流化床反应器及煤基乙醇制乙烯方法
CN111018646A (zh) 2019-11-09 2020-04-17 洛阳维达石化工程有限公司 一种提高含氧化合物转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置
CN112774735A (zh) 2019-11-09 2021-05-11 洛阳维达石化工程有限公司 一种催化剂预烃池化的方法及其设备
CN114405416B (zh) * 2021-12-30 2022-10-04 无锡碳谷科技有限公司 一种三反应舱的裂解催化循环方法

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3928483A (en) * 1974-09-23 1975-12-23 Mobil Oil Corp Production of gasoline hydrocarbons
US4025575A (en) * 1975-04-08 1977-05-24 Mobil Oil Corporation Process for manufacturing olefins
US4252479A (en) * 1979-08-15 1981-02-24 Dynamic Air Inc. Rotary diverter valves
US4328384A (en) * 1979-10-30 1982-05-04 Mobil Oil Corporation Fluid zeolite catalyst conversion of alcohols and oxygenated derivatives to hydrocarbons by controlling exothermic reaction heat
FR2519335B1 (fr) * 1982-01-04 1986-05-02 Azote & Prod Chim Production d'hydrocarbures a partir de methanol en presence de catalyseurs du type zeolithe
US4499314A (en) * 1982-03-31 1985-02-12 Imperial Chemical Industries Plc Methanol conversion to hydrocarbons with zeolites and cocatalysts
NZ203629A (en) * 1982-04-08 1985-07-12 Mobil Oil Corp Process and apparatus for conversion of oxygenated compounds to hydrocarbons
ZA834412B (en) * 1982-07-20 1985-02-27 Mobil Oil Corp Two-stage,zeolite catalyzed process for the conversion of alcohols to hydrocarbons
US4677242A (en) * 1982-10-04 1987-06-30 Union Carbide Corporation Production of light olefins
US4677243A (en) * 1982-10-04 1987-06-30 Union Carbide Corporation Production of light olefins from aliphatic hetero compounds
US4499327A (en) * 1982-10-04 1985-02-12 Union Carbide Corporation Production of light olefins
US4496786A (en) * 1983-09-30 1985-01-29 Chevron Research Company Selective conversion of methanol to low molecular weight olefins over high silica SSZ-13 zeolite
JPS6147421A (ja) * 1984-08-15 1986-03-07 Satoyuki Inui メタノ−ルからのオレフイン系炭化水素の製法
US4547616A (en) * 1984-12-28 1985-10-15 Mobil Oil Corporation Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed
US4849091A (en) * 1986-09-17 1989-07-18 Uop Partial CO combustion with staged regeneration of catalyst
US4861938A (en) * 1987-07-07 1989-08-29 Uop Chemical conversion process
US4873390A (en) * 1987-07-07 1989-10-10 Uop Chemical conversion process
US4973792A (en) * 1987-07-07 1990-11-27 Uop Chemical conversion process
US4929780A (en) * 1988-05-12 1990-05-29 Mobil Oil Corporation Multistage process for converting oxygenates to liquid hydrocarbons and ethene
US5177279A (en) * 1990-10-23 1993-01-05 Mobil Oil Corporation Integrated process for converting methanol to gasoline and distillates
US5095163A (en) * 1991-02-28 1992-03-10 Uop Methanol conversion process using SAPO catalysts
US5126308A (en) * 1991-11-13 1992-06-30 Uop Metal aluminophosphate catalyst for converting methanol to light olefins
US5191141A (en) * 1991-11-13 1993-03-02 Uop Process for converting methanol to olefins using an improved metal aluminophosphate catalyst
US6023005A (en) * 1997-07-03 2000-02-08 Exxon Chemicals Patents Inc. Process for converting oxygenates to olefins using molecular sieve catalysts comprising desirable carbonaceous deposits
RO114524B1 (ro) * 1997-10-02 1999-05-28 Sc Zecasin Sa Procedeu de fabricare a oleofinelor cu greutate moleculara mica prin conversia catalitica in strat fluidizat a metanolului

Also Published As

Publication number Publication date
CA2316325C (en) 2009-07-14
CA2316325A1 (en) 2001-02-20
EG22398A (en) 2003-01-29
AU770811B2 (en) 2004-03-04
NL1015957C2 (nl) 2002-12-30
NO20004156L (no) 2001-02-21
NL1015957A1 (nl) 2001-02-23
NO20004156D0 (no) 2000-08-18
US6166282A (en) 2000-12-26
AU5349100A (en) 2001-02-22
EA200000780A3 (ru) 2001-06-25
AR025327A1 (es) 2002-11-20
EA200000780A2 (ru) 2001-02-26
GC0000138A (en) 2005-06-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA002261B1 (ru) Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов
RU2712274C1 (ru) Реактор с турбулентным псевдоожиженным слоем, устройство и способ, в котором используют кислородсодержащее соединение для производства пропена и c4 углеводорода
RU2636077C1 (ru) Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира
RU2387630C2 (ru) Способ конверсии потока сырья, содержащего оксигенат
JP2003532782A (ja) 複数上昇管反応器
RU2722772C1 (ru) Быстрый реактор с псевдоожиженным слоем, устройство и способ, в котором используют кислородсодержащее соединение для производства пропена или с4 углеводорода
US8796499B2 (en) Process for producing light olefins from methanol or dimethyl ether
CN102126903B (zh) 来自含氧化合物至烯烃转化过程的骤冷后流出气流与液体接触以捕获催化剂细粉末
MXPA02008735A (es) Proceso para controlar la conversion de c4+ y una corriente mas pesada en productos mas ligeros en reacciones de conversion de oxigenado.
AU2001259243A1 (en) Multiple riser reactor
EA013380B1 (ru) Псевдоожижение популяции каталитических частиц, характеризующейся низким содержанием каталитической мелочи
JPH11514700A (ja) 流動床反応器を利用した炭化水素の変換方法および装置
EP1549724A1 (en) Catalyst regenerator linked with a plurality of reactors
EA010002B1 (ru) Химический аппарат с двухступенчатым реактором и способ конверсии углеводородов
CN101410352A (zh) 采用催化剂暴露循环的高压和高容量含氧化合物转化
WO2007120405A1 (en) High pressure and high capacity oxygenate conversion with catalyst exposure cycle
RU2726483C1 (ru) Способ и устройство для производства пропена и c4 углеводорода
RU2375338C2 (ru) Способ получения легких олефинов из кислородсодержащих соединений и установка для его осуществления
RU2727699C1 (ru) Способ и устройство для производства пропена и c4 углеводорода
RU2385312C2 (ru) Способ превращения кислородсодержащих соединений в олефины и устройство для его осуществления
RU2375339C2 (ru) Выносные циклоны второй ступени в способе получения олефинов
RU2812664C1 (ru) Реактор для управления содержанием кокса, устройство для получения низкоуглеродистых олефинов из кислородсодержащего соединения и их применение
JP7449414B2 (ja) コークス制御反応器、含酸素化合物から軽オレフィンを製造する装置及び応用

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM BY KG MD TJ

MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AZ

MK4A Patent expired

Designated state(s): KZ TM RU