EA008696B1 - Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой - Google Patents

Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой Download PDF

Info

Publication number
EA008696B1
EA008696B1 EA200501080A EA200501080A EA008696B1 EA 008696 B1 EA008696 B1 EA 008696B1 EA 200501080 A EA200501080 A EA 200501080A EA 200501080 A EA200501080 A EA 200501080A EA 008696 B1 EA008696 B1 EA 008696B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
catalyst
vertical pipe
reactors
pipe reactors
converting hydrocarbons
Prior art date
Application number
EA200501080A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200501080A1 (ru
Inventor
Уолтер Р. Брукхарт
Original Assignee
Эксонмобил Кемикэл Пейтентс Инк.
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 Эксонмобил Кемикэл Пейтентс Инк. filed Critical Эксонмобил Кемикэл Пейтентс Инк.
Publication of EA200501080A1 publication Critical patent/EA200501080A1/ru
Publication of EA008696B1 publication Critical patent/EA008696B1/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
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • C10G2/34—Apparatus, reactors
    • C10G2/342—Apparatus, reactors with moving solid catalysts
    • C10G2/344—Apparatus, reactors with moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/26—Nozzle-type reactors, i.e. the distribution of the initial reactants within the reactor is effected by their introduction or injection through nozzles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
    • B01J8/0055—Separating solid material from the gas/liquid stream using cyclones
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • B01J8/26—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with two or more fluidised beds, e.g. reactor and regeneration installations
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • B01J8/38—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with fluidised bed containing a rotatable device or being subject to rotation or to a circulatory movement, i.e. leaving a vessel and subsequently re-entering it
    • B01J8/384—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with fluidised bed containing a rotatable device or being subject to rotation or to a circulatory movement, i.e. leaving a vessel and subsequently re-entering it being subject to a circulatory movement only
    • B01J8/388—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with fluidised bed containing a rotatable device or being subject to rotation or to a circulatory movement, i.e. leaving a vessel and subsequently re-entering it being subject to a circulatory movement only externally, i.e. the particles leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • 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
    • 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
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/62—Catalyst regeneration
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00002—Chemical plants
    • B01J2219/00027—Process aspects
    • B01J2219/00038—Processes in parallel
    • 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
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4093—Catalyst stripping
    • 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
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/20—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry using bio-feedstock

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

В изобретении описан аппарат для превращения углеводородов. Этот аппарат включает следующее: несколько вертикальных трубных реакторов, причем у каждого из вертикальных трубных реакторов имеются первый конец, в который можно направлять катализатор, и второй конец, через который из вертикального трубного реактора может выходить катализатор; разделительную зону, обеспечивающую отделение катализатора от продуктов реакции, проводимой в аппарате для превращения углеводородов; по меньшей мере один транспортировочный патрубок, у которого имеются первый конец, сообщающийся с возможностью перетекания текучей среды по меньшей мере с двумя вторыми концами вертикальных трубных реакторов, и второй конец, проходящий в разделительную зону; и по меньшей мере одно средство возврата катализатора, сообщающееся с возможностью перетекания текучей среды с разделительной зоной и первыми концами вертикальных трубных реакторов, причем это средство возврата катализатора предусмотрено для переноса катализатора из разделительной зоны к первым концам вертикальных трубных реакторов.

Description

Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к реактору, который можно применять в процессах превращения углеводородов, в частности в реакциях превращения кислородсодержащего вещества в олефины.
Предпосылки создания изобретения
Во время превращения исходного материала, содержащего углеводород, в продукт в промышленном реакторе необходимо максимизировать получение целевого продукта или продуктов и подавлять, как правило с целью свести к минимуму, образование побочных продуктов. Реактор одного типа, который можно применять для проведения реакций превращения углеводородов, представляет собой реактор с псевдоожиженным слоем, в котором во время контактирования с исходным материалом и другими парообразными материалами твердые каталитические частицы суспендируют в псевдоожиженном состоянии. Реакторы этих типов обычно характеризуются цилиндрической формой. Один метод уменьшения образования побочных продуктов в реакторе с псевдоожиженным слоем включает проведение процесса в режиме гидродинамического потока, вследствие чего расход газа на единицу сечения потока достигает уровня, достаточно высокого для того, чтобы вызвать истечение результирующего потока катализатора в реакторе в том же направлении, что и у потока исходного материала и других паров, т. е. когда исходный материал и другие пары, по существу, вместе с собой переносят каталитические частицы. Эти режимы потоков специалистам в данной области техники известны как режимы псевдоожиженного слоя с высокой скоростью потока и вертикального трубного реактора, более обще как транспортировочный режим, и они предпочтительны в реакционных системах, в которых больше требуется реактор типа с поршневым потоком.
Обычно для данной площади поперечного сечения реактора (которая у реактора цилиндрической формы пропорциональна диаметру, а более обще - характеристической ширине или диаметру) в реакторе с псевдоожиженным слоем с увеличением скорости подачи газа на единицу сечения потока концентрация катализатора уменьшается. Более высокие значения скорости подачи газа на единицу сечения потока обычно требуют большей высоты реактора для того, чтобы позволить данному количеству исходного материала контактировать с требуемым количеством катализатора. Эти более высокие значения скорости подачи газа на единицу сечения потока требуют более высокого отношения высоты к ширине (отношение высоты реактора к его диаметру или характеристической ширине) реактора. Далее во многих случаях для того, чтобы иметь возможность добиться очень больших значений производительности по исходному материалу в одной реакторной установке, необходимо изготавливать реактор с псевдоожиженным слоем с очень большой площадью поперечного сечения. Однако увеличение диаметра псевдоожиженного слоя, в частности в транспортировочном режиме, также требует увеличенной высоты реактора. Эта увеличенная высота необходима, поскольку для достижения того, чтобы поток обладал вполне совершенной структурой, приближающейся к той, которой характеризуется реактор с поршневым потоком, требуется определенная минимальная высота реактора в смысле минимального отношения высоты к ширине. Гидродинамические условия на выходе из работающего в транспортировочном режиме реактора с псевдоожиженным слоем катализатора, в особенности на входе в него, определяются влиянием неустановившегося характера количества движения (например, энергии, необходимой потоку парообразных реагентов чтобы поднять и увлечь частицы катализатора, преодолевая силу тяжести), что препятствует достижению режима псевдоожижения, близкого к режиму поршневого потока. Благоприятный режим работы с поршнеобразованием может наступить лишь после постепенного ослабления этого влияния по высоте реактора. Наконец, в тех случаях, когда в транспортировочном режиме требуется использование катализаторов с пониженной активностью, для достижения целевой повышенной степени превращения реагентов необходимо также увеличить отношение высоты к ширине.
К сожалению, реакторы с транспортировочным псевдоожиженным слоем и высоким отношением высоты к ширине трудны и дороги в изготовлении и обслуживании. Они дороги, поскольку должны обладать очень большим, тяжелым разделительным сосудом в верхней части, часто наполненным тяжелым оборудованием для захватывания и обращения с движущимся катализатором и реакционным продуктом. С увеличением высоты реактора (отношение высоты к ширине) могут потребоваться все более дорогие опорные структуры. В некоторых регионах мира, где часто случается холодная, в особенности ветряная, погода, требуется еще более прочная опора, а некоторые значения отношения высоты к ширине оказываются неэкономичными. В этих ситуациях может потребоваться ряд независимых реакторных систем с независимыми разделительными сосудами. Созданию таких многочисленных укомплектованных и независимых реакторных систем сопутствует умножение расходов.
Таким образом, в данной области техники существует потребность в реакторе, который может обеспечивать достижение целевого отношения высоты к ширине без необходимости обеспечивать чрезмерную высоту и форсировать ширину, в котором никогда не может быть достигнут целевой, вполне совершенный режим потока или без потребности в многочисленных независимых реакторных системах.
Краткое изложение сущности изобретения
По настоящему изобретению удовлетворение существующей в настоящее время в данной области техники потребности предлагается созданием аппарата для превращения углеводородов, который включает несколько вертикальных трубных реакторов, продукцию из которых объединяют в один или не
- 1 008696 сколько патрубков для транспортировки в разделительную зону (устройство). Созданием нескольких вертикальных трубных реакторов можно уменьшить ширину или диаметр реактора для превращения исходного материала и, таким образом, можно сохранить целевое отношение высоты к ширине с сопутствующим ему более плотным приближением к целевому, вполне совершенному режиму потока при уменьшенной и более достижимой высоте реактора. Далее по изобретению предлагается адекватное отношение высоты к ширине для данного вертикального трубного реактора без потребности в нескольких независимых реакторных системах. Благодаря объединению продукции многочисленных вертикальных трубных реакторов в меньшее число, а предпочтительно в один транспортировочный патрубок, эту продукцию для обработки можно направлять в одну разделительную зону.
Одним объектом настоящего изобретения является аппарат для превращения углеводородов. Этот аппарат для превращения углеводородов включает следующее: несколько вертикальных трубных реакторов, причем у каждого из вертикальных трубных реакторов имеется первый конец, в который можно направлять катализатор, и второй конец, через который из вертикального трубного реактора может выходить катализатор; зону удерживания катализатора, рассчитанную на содержание катализатора, который можно направлять в вертикальные трубные реакторы; разделительную зону, обеспечивающую отделение катализатора от продуктов реакции, проводимой в аппарате для превращения углеводородов; по меньшей мере один транспортировочный патрубок, у которого имеется первый конец, сообщающийся с возможностью перетекания текучей среды со вторыми концами вертикальных трубных реакторов, и второй конец, проходящий в разделительную зону, где наименьшая площадь поперечного сечения этого транспортировочного патрубка варьируется относительно суммы наименьших площадей поперечного сечения нескольких вертикальных трубных реакторов не больше чем на 20%; и средство возврата катализатора, сообщающееся с возможностью перетекания текучей среды с разделительной зоной и зоной удерживания катализатора. Этот аппарат необязательно включает распределитель исходного материала, включающий по меньшей мере одну питающую насадку, расположенную рядом с каждым из первых концов вертикальных трубных реакторов.
Другим объектом настоящего изобретения является другой аппарат для превращения углеводородов. Этот аппарат включает следующее: несколько вертикальных трубных реакторов, причем у каждого из вертикальных трубных реакторов имеется первый конец, в который можно направлять катализатор, и второй конец, через который из вертикального трубного реактора может выходить катализатор; разделительную зону, обеспечивающую отделение катализатора от продуктов реакции, проводимой в аппарате для превращения углеводородов; по меньшей мере один транспортировочный патрубок, у которого имеется первый конец, сообщающийся с возможностью перетекания текучей среды со вторыми концами вертикальных трубных реакторов, и второй конец, проходящий в разделительную зону; и по меньшей мере одно средство возврата катализатора, сообщающееся с возможностью перетекания текучей среды с разделительной зоной и первыми концами вертикальных трубных реакторов, причем это средство возврата катализатора предусмотрено для переноса катализатора из разделительной зоны к первым концам вертикальных трубных реакторов.
Тем не менее другим объектом настоящего изобретения является способ превращения углеводородов. Этот способ включает следующие стадии: (а) подача способного псевдоожижаться катализатора и исходного материала в несколько вертикальных трубных реакторов, причем эти несколько вертикальных трубных реакторов составляют часть одного аппарата для превращения углеводородов; (б) контактирование исходного материала с катализатором в нескольких вертикальных трубных реакторах в условиях, эффективных для превращения исходного материала в продукт; (в) объединение катализатора и продукта, выходящих из вертикальных трубных реакторов, в одном или нескольких патрубках для транспортировки в разделительную зону, где наименьшая площадь поперечного сечения этого патрубка варьируется относительно суммы наименьших площадей поперечного сечения нескольких вертикальных трубных реакторов не больше чем на 20%; (г) отделение катализатора от продукта в разделительной зоне, причем эта разделительная зона сообщается с возможностью перетекания текучей среды с несколькими вертикальными трубными реакторами; и (д) возврат катализатора из разделительной зоны в несколько вертикальных трубных реакторов. Эти и другие преимущества настоящего изобретения становятся очевидными из рассмотрения следующего подробного описания изобретения и прилагаемых чертежей и формулы изобретения.
Краткое описание чертежей
На фиг. 1 в неполном разрезе представлен аппарат для превращения углеводородов по настоящему изобретению.
На фиг. 2 в неполном разрезе представлен другой вариант аппарата для превращения углеводородов по настоящему изобретению.
На фиг. 3 в неполном разрезе представлен еще один вариант аппарата для превращения углеводородов по настоящему изобретению.
На фиг. 4 в неполном разрезе представлен, тем не менее, еще один вариант аппарата для превращения углеводородов по настоящему изобретению.
На фиг. 5 показаны поперечные сечения типичных компоновок и конфигураций вертикальных
- 2 008696 трубных реакторов и средств возврата катализатора.
Подробное описание изобретения
На фиг. 1 в неполном разрезе представлен аппарат 10 для превращения углеводородов по настоящему изобретению. Аппарат 10 включает несколько вертикальных трубных реакторов 20, распределитель 30 исходного материала, транспортировочный патрубок 40, средство 50 возврата катализатора и корпус 12, включающий разделительную зону 14.
Если вновь обратиться к фиг. 1, то корпус 12 образует разделительную зону 14, в которой продукт реакции превращения углеводородов отделяют от катализатора, который катализирует реакцию превращения углеводородов. Корпус 12 включает первый конец 16 и второй конец 18. Разделительная зона 14 может дополнительно включать одно или несколько разделительных устройств, не показанных, которые применяют для отделения продуктов от катализатора. Эффективные разделительные устройства обсуждаются ниже в связи с обсуждением других вариантов выполнения настоящего изобретения. По другому варианту разделительные устройства могут быть размещены снаружи разделительной зоны 14, т. е. вне корпуса 12 аппарата 10 для превращения углеводородов. Кроме того, можно использовать сочетание разделительных устройств, размещенных снаружи и внутри.
Вертикальные трубные реакторы 20 соединяются с транспортировочным патрубком 40 через сборное устройство 46. Патрубок 40 проходит в корпус 12 и в разделительную зону 14. Благодаря прохождению сочетания вертикальных трубных реакторов 20 и патрубка 40 в корпус 12 и разделительную зону 14 высота, необходимая для достижения целевого отношения высоты к ширине данного сочетания вертикального трубного реактора 20/патрубка 40, совпадает по меньшей мере с частью высоты, требующейся для корпуса 12, разделительной зоны 14 и других связанных с ними пространств, уменьшая общую высоту реактора 10 для превращения углеводородов по настоящему изобретению.
Каждый вертикальный трубный реактор 20 включает первый конец 22, в который подают катализатор и исходный материал для проведения реакции превращения углеводородов. Каждый вертикальный трубный реактор 20 далее включает второй конец 24, через который катализатор, продукты и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, выходят из вертикального трубного реактора 20. Первый конец 22 каждого вертикального трубного реактора 20 заканчивается во входе 26, через который катализатор и исходный материал подают в вертикальный трубный реактор 20. Число вертикальных трубных реакторов 20, применяемых в аппарате 10 для превращения углеводородов, варьируется в зависимости от процесса превращения углеводородов, который должен быть проведен в аппарате 10. Аппарат 10 может включать два или большее число вертикальных трубных реакторов 20, а часто включает от четырех до шести таких реакторов.
Размер вертикальных трубных реакторов 20 зависит от таких параметров, как расход газа на единицу сечения потока, гидродинамика твердых частиц, давление и производительность целевого процесса превращения углеводородов. В целесообразном варианте при выполнении настоящего изобретения каждый вертикальный трубный реактор 20 обладает высотой от 10 до 70 м и шириной (или диаметром) от 1 до 3 м. Все вертикальные трубные реакторы 20 обладают одинаковой высотой от своих первых концов 22 до вторых концов 24. В предпочтительном варианте высоты вертикальных трубных реакторов 20 при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируются не больше чем на 20%, более предпочтительно не больше чем на 10%, а наиболее предпочтительно не больше чем на 1%.
При выполнении настоящего изобретения каждый из вертикальных трубных реакторов 20 по всей своей высоте обладает аналогичной площадью поперечного сечения. В предпочтительном варианте каждый из вертикальных трубных реакторов 20 на участке наименьшего поперечного сечения обладает площадью поперечного сечения не больше 12 м2. В более предпочтительном варианте каждый из вертикальных трубных реакторов 20 обладает площадью поперечного сечения не больше 7 м2, а наиболее предпочтительно не больше 3,5 м2. В предпочтительном варианте площади поперечного сечения вертикальных трубных реакторов 20 при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируются не больше чем на 20%. В более предпочтительном варианте они варьируются не больше чем на 10%, а наиболее предпочтительно не больше чем на 1%. Если один или несколько вертикальных трубных реакторов 20 в разных точках по высоте вертикальных трубных реакторов 20 обладают как наибольшей, так и наименьшей площадью поперечного сечения, то в предпочтительном варианте наибольшие площади поперечного сечения вертикальных трубных реакторов 20 при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируются не больше чем на 20% и наименьшие площади поперечного сечения вертикальных трубных реакторов 20 при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируются не больше чем на 20%. В более предпочтительном варианте варьирования площади поперечного сечения одного вертикального трубного реактора 20 от наибольшей до наименьшей составляют не больше 10%, а наиболее предпочтительно не больше 1%.
В предпочтительном варианте площадь поперечного сечения каждого вертикального трубного реактора 20 по его высоте варьируется не больше чем на 50%. В более предпочтительном варианте площадь поперечного сечения каждого вертикального трубного реактора 20 по его высоте варьируется не больше чем на 30%, а наиболее предпочтительно не больше чем на 10% по его высоте.
По меньшей мере один транспортировочный патрубок 40 включает первый конец 42, сообщающий
- 3 008696 ся с возможностью перетекания текучей среды со вторыми концами 24 по меньшей мере двух реакторных вертикальных труб 20, и второй конец 44, проходящий в разделительную зону 14, образуемую корпусом 12. Катализатор, продукт и исходный материал, если он имеется, выходящие из вторых концов 24 вертикальных трубных реакторов 20, собирают в сборном устройстве 46 и направляют в первый конец 42 патрубка 40 до того, как он входит в разделительную зону 14. Хотя второй конец 42 патрубка 40 в предпочтительном варианте размещен снаружи корпуса 14, в альтернативном варианте второй конец 42 мог бы находиться внутри корпуса.
Площади поперечного сечения патрубка 40 должны варьироваться по его длине не больше чем на 50%, предпочтительно не больше чем на 30%, а более предпочтительно не больше чем на 10%. Предпочтительная наименьшая площадь поперечного сечения патрубка 40 должна быть равной или превышать сумму наименьших площадей поперечного сечения реакторных вертикальных труб 20, сообщающихся с ним с возможностью перетекания текучей среды. В более предпочтительном варианте наименьшая площадь поперечного сечения патрубка 40 должна варьироваться относительно суммы наименьших площадей поперечного сечения вертикальных трубных реакторов 20, сообщающихся с ним с возможностью перетекания текучей среды, не больше чем на 20%, а наиболее предпочтительно не больше чем на 10%.
Для того чтобы обеспечить подачу исходного материала в вертикальные трубные реакторы 20 вблизи первых концов 22 вертикальных трубных реакторов 20 необязательно размещают по меньшей мере один распределитель 30 исходного материала. Вблизи первых концов 22 вертикальных трубных реакторов 20 можно использовать больше одного распределителя 30 исходного материала с целью обеспечить подачу в различных состояниях. Так, например, один распределитель исходного материала может обеспечить подачу в парообразной форме, тогда как второй распределитель исходного материала может обеспечить подачу в жидкой форме. Распределитель 30 исходного материала включает корпус 32, от которого отходят несколько горловин 34. Каждый вертикальный трубный реактор 20 обладает по меньшей мере одной связанной с ним горловиной 34. Каждая горловина 34 заканчивается в насадке 36. Каждую насадку 36 каждой горловины 34 располагают рядом с первым концом 22 каждого вертикального трубного реактора 20. В целесообразном варианте каждая насадка 36 проходит вверх в каждый вертикальный трубный реактор 20. В более целесообразном варианте каждую насадку 36 располагают на уровне или выше входа 26 при первом конце 22 каждого вертикального трубного реактора 20. Распределитель 30 исходного материала может включать необязательное регулирующее поток устройство, не показанное, размещенное на распределителе 30 исходного материала, для регулирования количества исходного материала, подаваемого в каждую горловину 34, или регулирующее поток устройство может быть размещено на каждой горловине 34. Это регулирующее поток устройство может быть также использовано для определения параметров потока, равно как и его регулирования. Кроме того, на каждой насадке 36 необязательно располагают сопло, не показанное, для дополнительного регулирования распределения исходного материала в каждый вертикальный трубный реактор 20. Более того, каждая насадка 36 может быть снабжена сеточным устройством, не показанным, с целью предотвратить противоток катализатора в любую из горловин 34 распределителя 30 исходного материала, а в дальнейшем - в корпус 32 распределителя 30 исходного материала.
Сообщение с возможностью перетекания текучей среды между разделительной зоной 14 корпуса 12 и вертикальными трубными реакторами 20 обеспечивает по меньшей мере одно средство 50 возврата катализатора. Так, в частности, каждое средство 50 возврата катализатора обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между разделительной зоной 14 и первыми концами 22 каждого вертикального трубного реактора 20. У каждого средства 50 возврата катализатора имеются первый конец 52 и второй конец 54. Первый конец 52 средства 50 возврата катализатора сообщается со вторым концом 18 корпуса 12, а второй конец 54 средства 50 возврата катализатора находится рядом с вертикальными трубными реакторами 20. Каждое средство 50 возврата катализатора предусмотрено для транспортировки катализатора из разделительной зоны 14 корпуса 12 к первым концам 22 вертикальных трубных реакторов 20. Аппарат 10 может включать одно, два, три, четыре, пять, шесть или большее число средств 50 возврата катализатора. Как правило, хотя и необязательно, число средств 50 возврата катализатора соответствует числу вертикальных трубных реакторов 20. В варианте, продемонстрированном на фиг. 1, средства 50 возврата катализатора находятся снаружи вертикальных трубных реакторов 20. Однако, как показано в описанных в дальнейшем вариантах, средство 50 возврата катализатора может содержаться внутри общего корпуса или размещаться с внутренней стороны в отношении вертикальных трубных реакторов 20 или в виде какого-либо их сочетания. Поток катализатора через средство (средства) 50 возврата катализатора необязательно регулируют с помощью регулирующего поток устройства 56, размещенного на каждом средстве 50 возврата катализатора. Регулирующим поток устройством 56 может служить регулирующее поток устройство любого типа, применяемое в настоящее время в данной области техники для регулирования потока катализатора по линиям перемещения катализатора. В случае применения в целесообразном варианте регулирующее поток устройство 56 представляет собой шаровой клапан, пробковый кран или золотниковый клапан.
Аппарат 10 далее включает основание 60. В варианте, продемонстрированном на фиг. 1, основание 60, средства 50 возврата катализатора и первые концы 22 вертикальных трубных реакторов 20 определя
- 4 008696 ют зону 62 удерживания катализатора. Зона 62 удерживания катализатора предусмотрена для удерживания катализатора, который используют для катализа реакции превращения углеводородов, которую проводят в аппарате 10. Средство 50 возврата катализатора обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между разделительной зоной 14 и зоной 62 удерживания катализатора. Для достижения этого вторые концы 54 средств 50 возврата катализатора сообщаются с зоной 62 удерживания катализатора. Как это обычно известно специалисту в данной области техники, граница между зоной 62 удерживания катализатора и средством 50 возврата катализатора четко не определена и зависит, по меньшей мере, отчасти от количества катализатора, содержащегося в средстве 50 возврата катализатора и зоне 62 удерживания катализатора.
На основании 60 аппарата 10 или вблизи него размещен также распределитель 70 текучей среды. Распределитель 70 текучей среды включает патрубок 72, в который в зоне 62 удерживания катализатора направляют псевдоожижающий агент для псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора в зоне 62 удерживания катализатора и средствах 50 возврата катализатора. Как показано на фиг. 1, на каждом средстве 50 возврата катализатора могут быть также размещены дополнительные распределители 70 текучей среды для псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора, содержащегося в каждом из средств 50 возврата катализатора.
Аппарат 10 для превращения углеводородов также может включать выпускное приспособление 80, через которое из аппарата 10 удаляют катализатор. Выпускное приспособление 80 показано как размещенное на втором конце 18 корпуса 12, но оно может быть размещено в любом положении в аппарате 10. Аппарат 10 может также включать впускное приспособление 82, через которое в аппарат 10 может быть помещен катализатор. Хотя впускное приспособление 82 показано как размещенное на первом конце 16 корпуса 12, это впускное приспособление 82 может быть размещено в аппарате 10 в любом положении. Для удаления из аппарата 10 продуктов превращения углеводородов предусмотрена также линия 84.
Как показано на фиг. 1, аппарат 10 для превращения углеводородов по настоящему изобретению необязательно включает связанный с ним аппарат 90 для регенерирования катализатора. Аппарат 90 для регенерирования катализатора сообщается с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 10 для превращения углеводородов. Аппарат 90 для регенерирования катализатора включает регенератор 92 катализатора, который сообщается с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 10 для превращения углеводородов, и необязательную отпарную секцию 94 для катализатора, которая сообщается с возможностью перетекания текучей среды с регенератором 92 катализатора и которая сообщается с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 10 для превращения углеводородов. Первая линия 96 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между отпарной секцией 94 для катализатора и выпускным приспособлением 80 в корпусе 12. Вторая линия 98 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между отпарной секцией 94 для катализатора и регенератором 92 катализатора. Третья линия 100 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между регенератором 92 катализатора и впускным приспособлением 82 в корпусе 12. На первой линии 96 необязательно располагают регулирующее поток устройство 102 для регулирования потока катализатора между корпусом 12 и отпарной секцией 94 для катализатора. На второй линии 98 необязательно располагают регулирующее поток устройство 104 для регулирования потока катализатора между отпарной секцией 94 для катализатора и регенератором 92 катализатора. Наконец, на третьей линии 100 может быть размещено регулирующее поток устройство 106 для регулирования потока катализатора между регенератором 92 катализатора и корпусом 12. Регулирующими поток устройствами 102, 104 и 106 могут служить регулирующие поток устройства любых типов, применяемые в настоящее время в данной области техники для регулирования потока катализатора по линиям перемещения катализатора. Подходящие регулирующие поток устройства включают шаровые клапаны, пробковые краны и золотниковые клапаны. Хотя отпарная секция 94 для катализатора показана на фиг. 1 как находящаяся отдельно от регенератора 92 катализатора, для специалиста в данной области техники очевидно, что отпарная секция 94 для катализатора может быть выполнена с регенератором 92 катализатора как одно целое. Для специалиста в данной области техники также очевидно, что хотя третья линия 100 на фиг. 1 показана как возвращающая катализатор в разделительную зону 14 по линии 82, катализатор может быть также возвращан в средство 50 возврата катализатора, зону 62 удерживания катализатора и сочетания разделительной зоны 14, средства 50 возврата катализатора и зоны 62 удерживания катализатора.
Во время проведения процесса аппарат 10 для превращения углеводородов, как он представлен на фиг. 1, работает следующим образом. Аппарат 10 заполняют соответствующим количеством катализатора, приемлемого для проведения целевой реакции превращения углеводородов. Катализатор должен быть такого типа, который способен псевдоожижаться. По меньшей мере часть катализатора содержат в зоне 62 удерживания катализатора. Для псевдоожижения катализатора в зоне 62 удерживания катализатора через впускное приспособление 72 в распределитель (распределители) 70 текучей среды направляют псевдоожижающий агент. Этот псевдоожижающий агент направляют в зону 62 удерживания катализатора аппарата 10 для превращения углеводородов. Подходящие псевдоожижающие агенты включают, хотя ими их список не ограничен, инертные газы, азот, водяной пар, диоксид углерода, углеводороды, воздух и их смеси. Выбор псевдоожижающего агента зависит от типа реакции превращения, проводимой
- 5 008696 в аппарате 10 для превращения углеводородов. В целесообразном варианте псевдоожижающий агент не реакционноспособен, например инертен, в реакции, проводимой в аппарате 10 для превращения углеводородов. Другими словами, необходимо, чтобы псевдоожижающий агент не принимал другого участия в процессе превращения углеводородов, проводимом в аппарате 10 для превращения углеводородов, кроме псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора.
После того как катализатор достигает приемлемого псевдоожиженного состояния, в аппарат 10 для превращения углеводородов через распределитель 30 исходного материала направляют исходный материал. Исходный материал поступает в корпус 32 распределителя 30 исходного материала, проходит через горловины 34 распределителя 30 исходного материала и выходит через насадки 36 распределителя 30 исходного материала. Исходный материал распределяют в каждый из вертикальных трубных реакторов 20 через их первые концы 22. В целесообразном варианте исходный материал подают в каждый вертикальный трубный реактор 20 в виде, по существу, одинаковых потоков. Под понятием по существу одинаковые подразумевают, что поток исходного материала, подаваемый в каждый вертикальный трубный реактор 20 через распределитель 30 исходного материала, при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируется не больше чем на 25% по объемной скорости и варьируется не больше чем на 25% по массовым процентам для каждого компонента в исходном материале. Более целесообразно, когда поток исходного материала, подаваемый в каждый вертикальный трубный реактор 20 через распределитель 30 исходного материала, при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому вертикальному трубному реактору 20 варьируется не больше чем на 10% по объемной скорости и варьируется не больше чем на 10% по массовым процентам для каждого компонента в исходном материале. Наиболее целесообразно, когда исходный материал, подаваемый в каждый вертикальный трубный реактор 20 через распределитель 30 исходного материала, при переходе от одного вертикального трубного реактора 20 к другому варьируется не больше чем на 1% по объемной скорости и варьируется не больше чем на 1% по массовым процентам для каждого компонента в исходном материале.
Перепад давлений, создаваемый скоростью исходного материала, поступающего в первые концы 22 вертикальных трубных реакторов 20, и давление слоя способного псевдоожижаться катализатора в средстве (средствах) 50 возврата катализатора и зоне 62 удерживания катализатора вызывает всасывание катализатора в первые концы 22 вертикальных трубных реакторов 20. Катализатор транспортируют по вертикальным трубным реакторам 20 по хорошо известным принципам, согласно которым для приведения в движение псевдоожиженного катализатора используют кинетическую энергию исходного материала. Катализатор и исходный материал движутся из первых концов 22 ко вторым концам 24 вертикальных трубных реакторов 20. По мере того как катализатор и исходный материал движутся по вертикальным трубным реакторам 20, протекает реакция превращения углеводородов и получают продукт превращения.
Благодаря конструированию аппарата 10 для превращения углеводородов с этими особенностями каждый отдельный вертикальный трубный реактор 20 работает, по существу, так же, как другие. При выполнении настоящего изобретения в каждом из вертикальных трубных реакторов 20 как скорости подаваемых реагентов, так и скорости подаваемого катализатора, необходимо сохранять на одних и тех же уровнях. Таким образом оказываются, по существу, идентичными степень превращения исходного материала и селективность в отношении целевых продуктов и возможно проведение процесса при оптимальных рабочих условиях.
Продукт (продукты) превращения, непрореагировавший исходный материал, если он имеется, и катализатор выходят из вертикальных трубных реакторов 20 через их вторые концы 24, где они объединяются посредством сборного устройства 46 в транспортировочном патрубке 40, из которого они выбрасываются в разделительную зону 14 корпуса 12. На втором конце 16 корпуса 12 продукт превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, отделяют от катализатора сепаратором, не показанным, таким как циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отбойные устройства, пластины, конусы, другие устройства, которые отделяют катализатор от продукта реакции превращения, и их сочетания. В целесообразном варианте продукт превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, отделяют с помощью ряда циклонных сепараторов. После того как катализатор отделен от продукта превращения и непрореагировавшего исходного материала, если он имеется, продукты превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, удаляют из корпуса 12 по линии 84 для дополнительной обработки, такой как выделение и очистка. Катализатор, после того как его отделяют от продуктов и непрореагировавшего исходного материала, движется из корпуса 12 в зону 62 удерживания катализатора. Катализатор выходит из корпуса 12 через первые концы 52 средств 50 возврата катализатора и движется через средства 50 возврата катализатора ко вторым концам 54 средств 50 возврата катализатора, из которых катализатор движется в зону 62 удерживания катализатора. При необходимости поток катализатора через средства 50 возврата катализатора можно регулировать регулирующими поток устройствами 56. Если используют регулирующие поток устройства 56, слой способного псевдоожижаться катализатора поддерживают на уровне выше каждого регулирующего поток устройства 56 в средстве 50 возврата катализатора, что создает возможность для адекватной работы регулирующего поток устройства 56.
- 6 008696
Если необходимо или желательно, то по меньшей мере часть катализатора может быть направлена на циркуляцию в аппарат 90 для регенерирования катализатора, как показано на фиг. 1. Катализатор, который должен быть регенерирован, удаляют из корпуса 12 через выпускное приспособление 80 и при необходимости по первой линии 96 транспортируют в отпарную секцию 94 для катализатора. Поток катализатора между аппаратом 10 для превращения углеводородов и отпарной секцией 94 для катализатора можно регулировать регулирующим поток устройством 102. В отпарной секции 94 для катализатора от катализатора отпаривают большую часть легко удаляемых органических материалов (органические вещества). Методы и условия отпаривания для отдельных процессов превращения углеводородов вполне в компетенции специалиста в данной области техники. Катализатор после отпаривания переносят из отпарной секции 94 для катализатора в регенератор 92 катализатора по второй линии 98. Поток катализатора во второй линии 98 можно регулировать необязательным регулирующим поток устройством 104. В регенераторе 92 катализатора углеродистые отложения, образующиеся на катализаторе во время реакции превращения углеводородов, с катализатора, по меньшей мере, частично удаляют. Далее регенерированный катализатор переносят в корпус 12 аппарата 10 для превращения углеводородов по третьей линии 100. Поток катализатора по третьей линии 100 можно регулировать необязательным регулирующим поток устройством 106. Для содействия переносу катализатора из регенератора 92 катализатора в аппарат 10 для превращения углеводородов в третью линию 100, как правило, подают транспортировочный газ. Через впускное приспособление 82 в корпус 12 возвращают катализатор.
Другой вариант аппарата 110 для превращения углеводородов по настоящему изобретению в неполном разрезе представлен на фиг. 2. Аппарат 110 включает несколько вертикальных трубных реакторов 130, транспортировочный патрубок 164, распределитель 140 исходного материала, средства 150 возврата катализатора и корпус 120, образующий разделительную зону 122.
Если вновь обратиться к фиг. 2, то корпус 120 образует разделительную зону 122, в которой продукт реакции превращения углеводородов отделяют от катализатора, который катализирует реакцию превращения углеводородов. У корпуса 120 имеются первый конец 124 и второй конец 126. Корпус 120 необязательно определяет зону 128 покоя, из которой катализатор может быть извлечен и выведен из аппарата 110 для превращения углеводородов.
Вертикальные трубные реакторы 130 проходят вверх в направлении корпуса 120 и разделительной зоны 122. У каждого вертикального трубного реактора 130 имеется первый конец 132, в который подают катализатор и исходный материал для проведения реакции превращения углеводородов. Кроме того, у каждого вертикального трубного реактора 130 имеется второй конец 134, через который катализатор, продукты и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, выходят из вертикального трубного реактора 130. Выходящие из нескольких вертикальных трубных реакторов 130 катализатор, продукты и исходный материал, если он имеется, объединяются посредством сборного устройства 138 для подачи в транспортировочный патрубок 164. Первый конец 168 транспортировочного патрубка 164 через сборное устройство 138 сообщается с возможностью перетекания текучей среды со вторыми концами 134 вертикальных трубных реакторов 130, тогда как второй конец 166 транспортировочного патрубка 164 проходит в разделительную зону 122. Таким образом, выходящие из вертикальных трубных реакторов 130 объединенные катализатор, продукт и исходный материал, если он имеется, по патрубку 164 транспортируются в разделительную зону 122. Первый конец 132 каждого вертикального трубного реактора 130 заканчивается во входе 136, через который катализатор и исходный материал подают в вертикальный трубный реактор 130. Как изложено выше, число вертикальных трубных реакторов 130, применяемых в аппарате 110 для превращения углеводородов, варьируется в зависимости от процесса превращения углеводородов, который должен быть проведен в аппарате 110. Число и размер вертикальных трубных реакторов 130 обсуждаются выше в связи с описанием фиг. 1.
Для подачи исходного материала в вертикальные трубные реакторы 130 по меньшей мере один распределитель 140 исходного материала располагают вблизи первых концов 132 вертикальных трубных реакторов 130. Для подачи исходного материала в различных состояниях можно использовать больше одного распределителя 140 исходного материала. Так, например, один распределитель исходного материала может обеспечить подачу в парообразной форме, тогда как второй распределитель исходного материала может обеспечить подачу в жидкой форме. Распределитель 140 исходного материала включает корпус 142, от которого отходят несколько горловин 144. Каждый вертикальный трубный реактор 130 обладает по меньшей мере одной связанной с ним горловиной 144. Каждую насадку 146 каждой горловины 144 располагают рядом с первым концом 132 каждого вертикального трубного реактора 130. В целесообразном варианте каждая насадка 146 проходит вверх в каждый вертикальный трубный реактор
130. В более целесообразном варианте каждую насадку 146 располагают на уровне или выше входа 136 при первом конце 132 каждого вертикального трубного реактора 130. Распределитель 140 исходного материала может включать необязательное регулирующее поток устройство, не показанное, размещенное на распределителе 140 исходного материала, для подачи одинакового количества исходного материала в каждую горловину 144, или регулирующее поток устройство может быть размещено на каждой горловине 144. Это регулирующее поток устройство может быть также использовано для определения параметров потока, равно как и его регулирования. Кроме того, на каждой насадке 146 может быть расположено
- 7 008696 сопло, не показанное, для дополнительного регулирования распределения исходного материала в каждый вертикальный трубный реактор 130. Более того, каждая насадка 146 может быть снабжена сеточным устройством, не показанным, с целью предотвратить противоток катализатора в любую из горловин 144 распределителя 140 исходного материала.
Сообщение с возможностью перетекания текучей среды между разделительной зоной 122 корпуса 120 и вертикальными трубными реакторами 130 обеспечивает по меньшей мере одно средство 150 возврата катализатора. У каждого средства 150 возврата катализатора имеются первый конец 152 и второй конец 154. Первый конец 152 средства 150 возврата катализатора сообщается со смежным вторым концом 126 корпуса 120, а второй конец 154 средства 150 возврата катализатора сообщается с вертикальными трубными реакторами 130. Каждое средство 150 возврата катализатора обеспечивают транспортировку катализатора из разделительной зоны 122 корпуса 120 к первым концам 132 вертикальных трубных реакторов 130. Аппарат 110 может включать одно, два, три, четыре, пять, шесть или большее число средств 150 возврата катализатора. Как правило, хотя и необязательно, число средств 150 возврата катализатора соответствует числу вертикальных трубных реакторов 130. Поток катализатора через средство (средства) 150 возврата катализатора необязательно регулируют с помощью регулирующих поток устройств, не показанных, размещенных на каждом средстве 150 возврата катализатора. Регулирующими поток устройствами могут служить регулирующие поток устройства любого типа, применяемые в настоящее время в данной области техники для регулирования потока катализатора по линиям перемещения катализатора. В случае применения в целесообразном варианте регулирующее поток устройство представляет собой шаровой клапан, пробковый кран или золотниковый клапан.
Аппарат 110 далее включает основание 160. В варианте, продемонстрированном на фиг. 2, основание 160, средства 150 возврата катализатора и первые концы 132 вертикальных трубных реакторов 130 определяют зону 162 удерживания катализатора. Вторые концы 154 средств 150 возврата катализатора сообщаются с зоной 162 удерживания катализатора. Зона 162 удерживания катализатора предусмотрена для удерживания катализатора, который используют для катализа реакции превращения углеводородов, которую проводят в аппарате 110. Как это обычно известно специалисту в данной области техники, граница между зоной 162 удерживания катализатора и средством 150 возврата катализатора неустойчива и зависит, по меньшей мере, отчасти от количества катализатора, содержащегося в зоне 162 удерживания катализатора и средстве 150 возврата катализатора.
На основании 160 аппарата 110 или вблизи него размещен также распределитель 170 текучей среды. Распределитель 170 текучей среды включает патрубок 172, в который в зоне 162 удерживания катализатора направляют псевдоожижающий агент для псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора в зоне 162 удерживания катализатора и средстве 150 возврата катализатора. Как показано на фиг. 2, на средстве (средствах) 150 возврата катализатора могут быть также размещены дополнительные распределители 170 текучей среды для подачи дополнительного псевдоожижающего агента в средство (средства) 150 возврата катализатора.
Аппарат 110 для превращения углеводородов может также включать одно или несколько выпускных приспособлений 180, через которые из аппарата 110 может быть удален катализатор. Выпускное приспособление 180 располагают рядом с зоной 128 покоя на втором конце 126 корпуса 120. Для выпускного приспособления 180 необходимо размещение таким образом, чтобы катализатор мог быть удален из корпуса 120 через зону 128 покоя. Аппарат 110 может также включать впускное приспособление 182, через которое в аппарат 110 может быть помещен катализатор. Хотя впускное приспособление 182 показано как размещенное на втором конце 126 корпуса 120, это впускное приспособление 182 может быть размещено в аппарате 110 в любом положении. Для удаления продуктов и непрореагировавшего исходного материала, если он имеется, из разделительной зоны 122 аппарата 110 для превращения углеводородов предусмотрены линии 184.
В разделительной зоне 122 корпуса 120 продемонстрирован ряд размещенных в ней разделительных устройств 186. Разделительными устройствами 186 могут служить циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отбойные устройства, пластины, конусы или любые другие устройства, которые в состоянии отделять катализатор от продукта реакции превращения.
Отбойное устройство 190 располагают в первом конце 124 корпуса 120. Отбойное устройство 190 предусмотрено для направления катализатора, покидающего транспортировочный патрубок 164, в сторону от вторых концов 166 патрубка 164 и для ограничения количества катализатора, падающего назад в патрубок 164 и вертикальные трубные реакторы 130. В целесообразном варианте отбойное устройство 190 располагают напротив второго конца 166 транспортировочного патрубка 164.
На фиг. 2 продемонстрирован также ряд опор 192. Опоры 192 представлены просто в качестве иллюстрации одного возможного средства, поддерживающего аппарат 110 для превращения углеводородов.
Специалисту в данной области техники известно, что аппарат для превращения углеводородов, продемонстрированный на фиг. 2, работает точно так же, как тот, который продемонстрирован на фиг. 1, поэтому его не следует подробно обсуждать, за исключением иллюстрации особенностей, не показанных на фиг. 1.
- 8 008696
Если обратиться к фиг. 2, то зону 162 удерживания катализатора снабжают катализатором, который псевдоожижают в зоне 162 удерживания катализатора и средствах 150 возврата катализатора псевдоожижающим агентом, подаваемым через распределитель 170 текучей среды. Исходный материал подают в вертикальные трубные реакторы 130 через распределитель 140 исходного материала. Количество исходного материала, подаваемого в каждый из вертикальных трубных реакторов 130, является таким же, как упоминаемое выше в связи с описанием фиг. 1. Катализатор и исходный материал движутся вверх по вертикальным трубным реакторам 130 аналогично тому, как это изложено выше в связи с описанием вертикальных трубных реакторов 20, представленных на фиг. 1.
Если вновь обратиться к фиг. 2, то катализатор, продукт и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, выходят через вторые концы 134 вертикальных трубных реакторов 130, где они объединяются посредством сборного устройства 138 и направляются по транспортировочному патрубку 164 в разделительную зону 122 корпуса 120. По меньшей мере часть, а целесообразно большая часть, катализатора входит в контакт с отбойным устройством 190 и отклоняется в направлении боковых стенок корпуса 120. В сепараторах 186 по меньшей мере часть катализатора отделяется от продукта и непрореагировавшего исходного материала. Эти продукт и непрореагировавший исходный материал удаляют из корпуса 120 устройства 110 для превращения углеводородов по линиям 184. Катализатор, который выделяется сепараторами 186, падает в зону 128 покоя. Остальной катализатор возвращается для контактирования с исходным материалом через средства 150 возврата катализатора.
Часть катализатора, содержащегося в зоне 128 покоя, может быть удалена из аппарата 110 для превращения углеводородов и через выпускное приспособление 180 направлена в аппарат для регенерирования катализатора, такой как аппарат 90 для регенерирования катализатора, продемонстрированный на фиг. 1, или удалена из аппарата 110 для превращения углеводородов для дополнительной обработки. Более того, катализатор в зоне 128 покоя может пересыпаться в средства 150 возврата катализатора и быть возвращен для контактирования с исходным материалом.
Другой вариант аппарата для превращения углеводородов по настоящему изобретению показан на фиг. 3. Аппарат 200 включает несколько вертикальных трубных реакторов 220, 220а, несколько транспортировочных патрубков 240, распределители 230 исходного материала, средство 250 возврата катализатора и корпус 212, включающий разделительную зону 214.
Если вновь обратиться к фиг. 3, то корпус 212 определяет разделительную зону 214, в которой продукт реакции превращения углеводородов отделяют от катализатора, который катализирует реакцию превращения углеводородов. У корпуса 212 имеются первый конец 216 и второй конец 218.
Вертикальные трубные реакторы 220, 220а сообщаются с возможностью перетекания текучей среды с транспортировочным патрубком 240 через сборное устройство 246, которое необязательно проходит в корпус 212 и разделительную зону 214. У каждого вертикального трубного реактора 220 имеется первый конец 222, в который подают катализатор и исходный материал для проведения реакции превращения углеводородов. Кроме того, у каждого вертикального трубного реактора 220 имеется второй конец 224, через который катализатор, продукт и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, выходят из вертикального трубного реактора 220, где они объединяются в сборном устройстве 246 для подачи в первый конец 242 транспортировочного патрубка 240 перед выходом через второй конец 244 в разделительную зону 214 корпуса 212. Первый конец 222 каждого вертикального трубного реактора 220 заканчивается во входе 226, через который катализатор и исходный материал подают в вертикальный трубный реактор 220. Число и размеры вертикальных трубных реакторов 220 обсуждаются выше в связи с описанием фиг. 1.
Если вновь обратиться к фиг. 3, то для подачи исходного материала в вертикальные трубные реакторы 220 по меньшей мере один распределитель 230 исходного материала располагают вблизи первых концов 222 вертикальных трубных реакторов 220. Для подачи исходного материала в различных состояниях можно использовать больше одного распределителя 230 исходного материала. Так, например, один распределитель 230 исходного материала может обеспечить подачу в парообразной форме, тогда как второй распределитель 230 исходного материала может обеспечить подачу в жидкой форме. Каждый распределитель исходного материала включает корпус, не показанный, из которого выходит по меньшей мере одна горловина 232. Каждый вертикальный трубный реактор 220 обладает по меньшей мере одной связанной с ним горловиной 232. Каждый распределитель 230 исходного материала заканчивается в насадке 234. Каждую насадку 234 располагают рядом с первым концом 222 каждого вертикального трубного реактора 220. В целесообразном варианте каждая насадка 234 проходит вверх в каждый вертикальный трубный реактор 220. Более целесообразно, когда каждую насадку 234 располагают на уровне или выше входа 226 первого конца 222 каждого вертикального трубного реактора 220. Распределитель 230 исходного материала может включать необязательное регулирующее поток устройство, не показанное, размещенное на распределителе 230 исходного материала, для подачи одинакового количества исходного материала в каждую насадку 234. Регулирующее поток устройство может быть также использовано для определения параметров потока. Кроме того, на каждой насадке 234 может быть размещено сопло, не показанное, для дополнительного регулирования распределения исходного материала в каждый вертикальный трубный реактор 220. Более того, каждая насадка 234 может быть снабжена сеточным устройст
- 9 008696 вом, не показанным, с целью предотвратить противоток катализатора в любой из распределителей 230 исходного материала.
В аппарате 200 для превращения углеводородов, продемонстрированном на фиг. 3, единственное средство 250 возврата катализатора располагают по центру относительно вертикальных трубных реакторов 220. Средство 250 возврата катализатора обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между разделительной зоной 214 корпуса 212 и вертикальными трубными реакторами 220. Средство 250 возврата катализатора обладает первым концом 254 и вторым концом 252. Первый конец 254 средства 250 возврата катализатора сообщается со вторым концом 218 корпуса 212, а второй конец 252 средства 250 возврата катализатора сообщается с вертикальными трубными реакторами 220. На втором конце 252 средства 250 возврата катализатора размещен ряд ответвлений 256. Эти ответвления 256 проходят от средства 250 возврата катализатора в каждый из вертикальных трубных реакторов 220 и обеспечивают сообщение с возможностью перетекания текучей среды между средством 250 возврата катализатора и вертикальными трубными реакторами 220. Число ответвлений 256 обычно соответствует числу вертикальных трубных реакторов 220, причем у каждого вертикального трубного реактора 230 имеется по меньшей мере одно соответствующее ответвление 256. Средство 250 возврата катализатора предусмотрено для транспортировки катализатора из разделительной зоны 214 корпуса 212 к первым концам 222 вертикальных трубных реакторов 220. Поток катализатора через средство 250 возврата катализатора необязательно регулируют с помощью регулирующего поток устройства 258, размещенного на средстве 250 возврата катализатора или на каждом ответвлении 256. Регулирующим поток устройством (устройствами) 258 может служить регулирующее поток устройство любого типа, применяемое в настоящее время в данной области техники для регулирования потока катализатора в линиях перемещения катализатора. В случае применения целесообразное регулирующее поток устройство 258 представляет собой шаровой клапан, пробковый кран или золотниковый клапан.
В варианте, продемонстрированном на фиг. 3, ответвления 256 средства 250 возврата катализатора сообщаются с зоной 262 удерживания катализатора. Зона 262 удерживания катализатора предусмотрена для удерживания катализатора, который используют для катализа реакции превращения углеводородов, которую проводят в аппарате 200. Как это обычно известно специалисту в данной области техники, граница между зоной удерживания катализатора 262 и средством 250 возврата катализатора неустойчива и зависит, по меньшей мере, отчасти от количества катализатора, содержащегося в зоне 262 удерживания катализатора и ответвлениях 256 средства 250 возврата катализатора.
По меньшей мере один распределитель 270 текучей среды располагают ниже или рядом с зоной 262 удерживания катализатора. Распределитель 270 текучей среды включает патрубок 272, в который направляют псевдоожижающий агент для псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора в зоне 262 удерживания катализатора. На средстве 250 возврата катализатора могут быть также размещены дополнительные распределители 270 текучей среды, как показано на фиг. 3, для дополнительного псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора, содержащегося в средстве 250 возврата катализатора.
Аппарат 200 для превращения углеводородов также включает выпускное приспособление 280, через которое из аппарата 200 может быть удален катализатор. Выпускное приспособление 280 показано как размещенное на втором конце 218 корпуса 212, но оно может быть размещено в аппарате 200 в любом положении. Аппарат 200 может также включать впускное приспособление 282, через которое в аппарат 200 может быть введен катализатор. Хотя впускное приспособление 282 показано как размещенное на втором конце 218 корпуса 212, впускное приспособление 282 может быть размещено в аппарате 200 в любом положении. Для удаления продуктов из аппарата 200 может быть предусмотрена линия 284.
В разделительной зоне 214 корпуса 212 продемонстрирован ряд размещенных в ней разделительных устройств 286. Разделительными устройствами 286 могут служить циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отбойные устройства, пластины, конусы или любые другие устройства, которые в состоянии отделять катализатор от продукта реакции превращения. Разделительные устройства 286 продемонстрированы на фиг. 3 как циклонные сепараторы 288.
На фиг. 3 продемонстрирован также ряд опор 292. Опоры 292 представлены просто в качестве иллюстрации одного возможного средства, поддерживающего аппарат 200 для превращения углеводородов.
Аппарат 200 для превращения углеводородов, который продемонстрирован на фиг. 3, работает точно так же, как тот, который продемонстрирован на фиг. 1 и 2. Аппарат 200, продемонстрированный на фиг. 3, работает следующим образом.
Аппарат 200 заполняют соответствующим количеством катализатора, который удерживается в средстве 250 возврата катализатора и зоне 262 удерживания катализатора. Этот катализатор псевдоожижают в средстве 250 возврата катализатора и зоне 262 удерживания катализатора с помощью псевдоожижающего агента, который подают в аппарат 200 для превращения углеводородов по патрубкам 272 распределителей 270 текучей среды. Поток катализатора в вертикальные трубные реакторы 220 можно регулировать регулирующими поток устройствами 258. Исходный материал подают в вертикальные трубные реакторы 220 через распределители 230 исходного материала. Количество исходного материала,
- 10 008696 подаваемого в вертикальные трубные реакторы 220, является таким же, как то, которое обсуждалось выше в связи с описанием фиг. 1. Исходный материал и катализатор движутся вверх в вертикальные трубные реакторы 220 по описанным выше принципам. Катализатор, продукт и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, выходят из вертикальных трубных реакторов 220, 220а через их вторые концы 224, проходя через сборное устройство 246, в котором они объединяются в транспортировочном патрубке 240 перед выходом в разделительную зону 214 корпуса 212. Катализатор отделяют от продукта и всего непрореагировавшего исходного материала разделительными устройствами 286. Выделенный катализатор падает во второй конец 218 корпуса 212, тогда как продукт и весь непрореагировавший исходный материал удаляют из аппарата по линии 284.
Часть катализатора может быть удалена из аппарата 200 через выпускное приспособление 280 и направлена в аппарат для регенерирования, не показанный, или его удаляют из аппарата 200 целиком. Регенерированный катализатор возвращают в аппарат 200 через впускное приспособление 282.
Выделенный катализатор поступает в первый конец 254 средства 250 возврата катализатора и его возвращают в процесс для того, чтобы повторно использовать в реакции превращения углеводородов. Катализатор возвращают через средство 250 возврата катализатора в зону 262 содержания катализатора, где катализатор поддерживают в псевдоожиженном состоянии псевдоожижающим агентом, подаваемым через распределители 270 текучей среды.
Другой вариант аппарата 300 для превращения углеводородов показан на фиг. 4. Аппарат 300 включает несколько вертикальных трубных реакторов 330, транспортировочный патрубок 374, распределитель 340 исходного материала, распределитель 350 текучей среды и корпус 310, включающий разделительную зону 318.
Если вновь обратиться к фиг. 4, то корпус 310 образуется стенкой 312 и он является полым. Корпус 310 обладает первым концом 314 и вторым концом 316. Первый конец 314 корпуса 310 определяет разделительную зону 318, в которой катализатор отделяют от продукта реакции превращения углеводородов. Корпус 310 далее включает выступ 320 стенки, который проходит вверх внутри первого конца 314 корпуса 310 из второго конца 316 корпуса 310 и воронкообразного участка 322. Выступ 320 стенки и воронкообразного участка 322 определяют зону покоя 324, в которой перед удалением из корпуса 310 может удерживаться часть катализатора.
В варианте, продемонстрированном на фиг. 4, внутри корпуса 310 размещено несколько вертикальных трубных реакторов 330, как показано на фиг. 4. Каждый вертикальный трубный реактор 330 проходит, по существу, параллельно продольной оси корпуса 310 и обладает стенкой 331. Каждый вертикальный трубный реактор 330 обладает первым концом 332 и вторым концом 334. Первый конец 332 каждого вертикального трубного реактора 330 находится во втором конце 316 корпуса 310. Второй конец 334 каждого вертикального трубного реактора 330 проходит вверх, где он сообщается с возможностью перетекания текучей среды с первым концом 378 транспортировочного патрубка 374 через сборное устройство 328. Второй конец 376 транспортировочного патрубка 374 проходит в разделительную зону 318 в первом конце 314 корпуса 310. Первый конец 332 каждого вертикального трубного реактора 330 заканчивается во входе 335, через который катализатор и исходный материал подают в вертикальный трубный реактор 330. Хотя аппарат 300 для превращения углеводородов показан на фиг. 4 как включающий три вертикальных трубных реактора 330, целесообразный аппарат 300 включает два или большее число вертикальных трубных реакторов 330. Число и размер вертикальных трубных реакторов 330 обсуждаются в связи с описанием фиг. 1.
Если вновь обратиться к фиг. 4, то стенка 312 корпуса 310 и стенка 331 каждого из вертикальных трубных реакторов 330 определяют зону 336 удерживания катализатора. Зона 336 удерживания катализатора содержит катализатор, используемый для катализа реакции превращения углеводородов. Когда аппарат 300 работает, зона 336 удерживания катализатора содержит катализатор в псевдоожиженном состоянии, как более подробно изложено ниже. Выступ 320 стенки, стенка 312 корпуса 310 и стенки 331 каждого из вертикальных трубных реакторов 330 также определяют средство 338 возврата катализатора. Средство 338 возврата катализатора направляет катализатор, который используют в реакции превращения, из разделительной зоны 318 в первом конце 314 корпуса 310 в зону 336 удерживания катализатора. Специалисту в данной области техники обычно очевидно, что граница между зоной 336 удерживания катализатора и средством 338 возврата катализатора неустойчива и зависит, по меньшей мере, отчасти от количества катализатора, содержащегося в зоне 336 удерживания катализатора.
Для подачи исходного материала в вертикальные трубные реакторы 330 вблизи первых концов 332 вертикальных трубных реакторов 330 располагают по меньшей мере один распределитель 340 исходного материала. Для подачи исходного материала в различных состояниях можно использовать больше одного распределителя 340 исходного материала. Так, например, один распределитель 340 исходного материала может обеспечить подачу в парообразной форме, тогда как второй распределитель 340 исходного материала может обеспечить подачу в жидкой форме. Распределитель 340 исходного материала включает корпус 342, из которого выходят несколько горловин 344. Каждый вертикальный трубный реактор 330 обладает по меньшей мере одной связанной с ним горловиной 344. Каждая горловина 344 заканчивается в насадке 346. Каждую насадку 346 каждой горловины 344 располагают рядом с первым концом 332 ка
- 11 008696 ждого вертикального трубного реактора 330. В целесообразном варианте каждая насадка 346 проходит внутрь каждого соответствующего вертикального трубного реактора 330. Более целесообразно, когда каждую насадку 346 располагают на уровне или выше входа 335 возле первого конца 332 каждого соответствующего вертикального трубного реактора 330. Распределитель 340 исходного материала может включать необязательное регулирующее поток устройство 348, размещенное на распределителе 340 исходного материала, для подачи одинакового количества исходного материала в каждую горловину 344, а при необходимости для определения параметров потока через каждую горловину 344. Как показано на фиг. 4, регулирующее поток устройство 348 представляет собой клапан. Клапаны подходящих типов описаны выше. Кроме того, на каждой насадке 346 может быть размещено сопло, не показанное, для распределения исходного материала в каждый вертикальный трубный реактор 330. Более того, каждая насадка 346 может быть снабжена сеточным устройством, не показанным, с целью предотвратить противоток катализатора в любую из горловин 344 распределителя 340 исходного материала и в дальнейшем в корпус 342 распределителя 340 исходного материала.
Во втором конце 316 корпуса 310 также размещают распределитель 350 текучей среды. Распределитель 350 текучей среды включает патрубок 352, в который для псевдоожижения способного псевдоожижаться катализатора в зоне 336 удерживания катализатора и средстве 338 возврата катализатора направляют псевдоожижающий агент. Между распределителем 350 текучей среды и зоной 336 удерживания катализатора может быть размещено необязательное диспергирующее приспособление 354 для диспергирования псевдоожижающего агента зоны 336 удерживания катализатора и средства 338 возврата катализатора. Диспергирующее приспособление 354 целесообразно размещать перпендикулярно продольной оси корпуса 310 на втором конце 316 корпуса 310. Диспергирующим приспособлением 354 может служить сетка, решетка, перфорированная пластина или аналогичное устройство, благодаря которому псевдоожижающий агент направляют в зону 336 удерживания катализатора с достижением равномерного распределения псевдоожижающего агента.
Для отделения продуктов реакции превращения углеводородов от катализатора в первом конце 314 корпуса 310 может быть размещен сепаратор 360 или ряд сепараторов 360. Сепараторы 360 продемонстрированы на фиг. 4 как циклонные сепараторы 362. В первом конце 314 корпуса 310 могут быть также размещены сепараторы 360 других типов, такие как фильтры, сетки, отбойные устройства, пластины, конусы и другие устройства, которые в состоянии отделять продукты от катализатора. Число сепараторов 360 зависит от целевой эффективности процесса, размера частиц катализатора, скорости подачи газа на единицу сечения потока, производительности и других параметров. Эти продукты удаляют из корпуса 310 по линии 364 или нескольким линиям 364 для дополнительной обработки, такой как, например, разделение и очистка.
Аппарат 300 далее может включать выпускное приспособление 370, через которое катализатор может быть удален из корпуса 310, и впускное приспособление 372, через которое катализатор может быть доставлен в корпус 310. Положение выпускного приспособления 370 и впускного приспособления 372 решающего значения не имеет. Однако необходимо, чтобы выпускное приспособление 370 было размещено таким образом, чтобы существовала возможность удаления катализатора из корпуса 310 через зону 324 покоя.
Отбойное устройство 380 располагают в первом конце 314 корпуса 310. Отбойное устройство 380 предусмотрено для направления катализатора, покидающего транспортировочный патрубок 374, в сторону от второго конца 376 патрубка 374 и для ограничения количества катализатора, падающего назад в патрубок 374 и вертикальные трубные реакторы 330.
На фиг. 4 продемонстрирована также опора 392. Опора 392 представлена просто в качестве иллюстрации одного возможного средства, поддерживающего аппарат 300 для превращения углеводородов.
Как показано на фиг. 4, аппарат 300 для превращения углеводородов необязательно включает связанный с ним аппарат 90 для регенерирования катализатора, который сообщается с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 300 для превращения углеводородов. Аппарат 90 для регенерирования катализатора включает регенератор 92 катализатора, который сообщается с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 300 для превращения углеводородов и необязательной отпарной секцией 94 для катализатора, которая сообщается с возможностью перетекания текучей среды с регенератором 92 катализатора и которая может сообщаться с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом 300 для превращения углеводородов. Первая линия 96 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между отпарной секцией 94 для катализатора и корпусом 310 через выпускное приспособление 370. Вторая линия 98 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между отпарной секцией 94 для катализатора и регенератором 92 катализатора. Третья линия 100 обеспечивает сообщение с возможностью перетекания текучей среды между регенератором 92 катализатора и впускным приспособлением 372 в корпусе 310. На первой линии 96 для регулирования потока катализатора между корпусом 310 и отпарной секцией 94 для катализатора необязательно располагают регулирующее поток устройство 102. На второй линии 98 для регулирования потока катализатора между отпарной секцией 94 для катализатора и регенератором 92 катализатора необязательно располагают регулирующее поток устройство 104. Наконец, на третьей линии 100 для регулирования потока катализатора
- 12 008696 между регенератором 92 катализатора и корпусом 310 необязательно располагают регулирующее поток устройство 106. Регулирующими поток устройствами 102, 104 и 106 могут служить любые регулирующие поток устройства, применяемые в настоящее время в данной области техники для регулирования потока катализатора в линиях перемещения катализатора. Подходящие регулирующие поток устройства включают шаровые клапаны, пробковые краны и золотниковые клапаны. Хотя отпарная секция 94 для катализатора показана на фиг. 4 как находящаяся отдельно от регенератора 92 катализатора, для специалиста в данной области техники обычно очевидно, что отпарная секция 94 для катализатора может быть выполнена с регенератором 92 катализатора как одно целое. Для специалиста в данной области техники также очевидно, что хотя третья линия 100 на фиг. 4 показана как возвращающая катализатор в разделительную зону 318 по линии 100, катализатор может быть также возвращен в средство 338 возврата катализатора, зону 336 удерживания катализатора и сочетание разделительной зоны 318, средства 338 возврата катализатора и зоны 336 удерживания катализатора.
Во время проведения процесса аппарат 300 для превращения углеводородов, как показано на фиг. 4, работает следующим образом. Зону 336 удерживания катализатора заполняют катализатором, приемлемым для проведения целевой реакции превращения углеводородов. Катализатор должен быть такого типа, который способен псевдоожижаться. Для псевдоожижения катализатора в зоне 336 удерживания катализатора и средстве 338 возврата катализатора в распределитель 350 текучей среды по патрубку 352 направляют псевдоожижающий агент. Псевдоожижающий агент диспергируют внутри корпуса 310 аппарата 300 для превращения углеводородов диспергирующим приспособлением 354. Подходящие псевдоожижающие агенты включают, хотя ими их список не ограничен, азот, водяной пар, диоксид углерода, углеводороды и воздух. Выбор псевдоожижающего агента зависит от типа реакции превращения, проводимой в аппарате 300 для превращения углеводородов.
После того как катализатор достигает приемлемого псевдоожиженного состояния, в аппарат 300 для превращения углеводородов через распределитель 340 исходного материала направляют исходный материал. Исходный материал поступает в корпус 342 распределителя 340 исходного материала, проходит через горловины 344 распределителя 340 исходного материала и выходит через насадки 346 распределителя 340 исходного материала. Исходный материал распределяют в каждый из вертикальных трубных реакторов 330 через входы 335 у первых концов 332 вертикальных трубных реакторов 330.
Перепад давлений, создаваемый скоростью исходного материала, поступающего в первые концы 332 вертикальных трубных реакторов 330, и давление слоя способного псевдоожижаться катализатора в зоне 336 удерживания катализатора вызывает всасывание катализатора в первые концы 332 вертикальных трубных реакторов 330. Катализатор транспортируют по вертикальным трубным реакторам 330 по хорошо известным принципам, согласно которым кинетическую энергию одной текучей среды, в данном случае исходного материала, используют для приведения в движение другой текучей среды, в данном случае псевдоожиженного катализатора. Катализатор и исходный материал движутся из первых концов 332 ко вторым концам 334 вертикальных трубных реакторов 330. По мере того как катализатор и исходный материал движутся по вертикальным трубным реакторам 330, протекает реакция превращения углеводородов и получают продукт превращения.
Продукт (продукты) превращения, непрореагировавший исходный материал, если он имеется, и катализатор выходят из вертикальных трубных реакторов 330 через их вторые концы 334, проходят через сборное устройство 328 и транспортировочный патрубок 374 и входят в разделительную зону 318 для катализатора в первом конце 314 корпуса 310. В разделительной зоне 318 для катализатора продукт превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, отделяют от катализатора сепаратором 360. В целесообразном варианте продукт превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, отделяют с помощью ряда циклонных сепараторов 362, как показано на фиг. 4. Кроме того, по меньшей мере часть катализатора, выходящего из вертикальных трубных реакторов 330, входит в контакт с отбойным устройством 380 и отклоняется в сторону от вторых концов 376 транспортировочного патрубка 374, в зону 324 покоя.
После отделения катализатора продукт превращения и непрореагировавший исходный материал, если он имеется, из корпуса 310 по линиям 364 удаляют для дополнительной обработки, такой как отделение и очистка. Часть катализатора падает в зону 324 покоя, в которой катализатор удерживают в течение времени, пока его удаляют из корпуса 310. Катализатор удаляют из зоны 324 покоя через выпускное приспособление 370, и он может быть направлен для регенерирования в аппарат 90 для регенерирования катализатора. Работа аппарата 90 для регенерирования катализатора обсуждается выше в связи с описанием фиг. 1, и ее подробное обсуждение в дальнейшем в настоящем описании отсутствует. Часть катализатора, находящегося в зоне 324 покоя, из зоны 324 покоя падает в средство 338 возврата катализатора и должно быть возвращено для контактирования с исходным материалом.
Если вновь вернуться к фиг. 4, то оставшаяся часть катализатора, после его отделения от продуктов и непрореагировавшего исходного материала, падает из первого конца 314 корпуса 310 через средство 338 возврата катализатора в зону 336 удерживания катализатора. Из зоны 336 удерживания катализатора катализатор возвращают в процесс для использования в реакции превращения углеводородов.
Типичные варианты возможных конфигураций вертикальных трубных реакторов и средств возвра
- 13 008696 та катализатора продемонстрированы в поперечном разрезе на фиг. 5. На фиг. 5А показана возможная конфигурация вертикальных трубных реакторов 20 аппарата 10 для превращения углеводородов, продемонстрированного на фиг. 1. Как показано на фиг. 5 А, вертикальные трубные реакторы 20 содержатся внутри корпуса 26. Если они содержатся внутри корпуса 26, то пространство между вертикальными трубными реакторами и корпусом 26 заполняют огнеупорным материалом 28. Подходящие огнеупорные материалы 28 включают песок, цемент, керамические материалы, брикеты с высоким содержанием оксида алюминия, включающие муллит или корунд, брикеты с высоким содержанием диоксида кремния, магнезитовые брикеты, изолирующий огнеупорный кирпич из глины или каолина и любой другой стойкий к высоким температурам материал.
На фиг. 5В представлен поперечный разрез аппарата для превращения углеводородов, аналогичного аппарату 10, продемонстрированному на фиг. 1. В этом варианте вертикальные трубные реакторы 20 так же заключены внутрь корпуса 26. Корпус 26 заполняют огнеупорным материалом 28, как он представлен выше. В этом варианте средства возврата катализатора также содержатся внутри корпуса 26 и окружены огнеупорным материалом 28.
На фиг. 5С представлена возможная конфигурация вертикальных трубных реакторов 220, продемонстрированных на фиг. 3. В варианте, продемонстрированном на фиг. 5С, средство 250 возврата катализатора показано как размещенное по центру в отношении вертикальных трубных реакторов 220. Вертикальные трубные реакторы 220 и средство 250 возврата катализатора содержатся внутри корпуса 226. Пространство между вертикальными трубными реакторами и корпусом 226 заполняют огнеупорным материалом 228. Подходящие огнеупорные материалы представлены выше в связи с описанием фиг. 5А.
На фиг. 5Ό представлена возможная конфигурация вертикальных трубных реакторов 330, продемонстрированных на фиг. 4. Как показано на фиг. 5Ό, вертикальные трубные реакторы 330 размещены по центру внутри корпуса 310. Как они представлены выше в связи с описанием фиг. 4, стенки 331 вертикальных трубных реакторов 330 и корпус 310 определяют средство 338 возврата катализатора. Пространство между вертикальными трубными реакторами 330 может быть необязательно заполненным первым огнеупорным материалом 382. Корпус 310 также может быть необязательно заполненным вторым огнеупорным материалом 384. Подходящие огнеупорные материалы представлены выше в связи с описанием фиг. 5А. Если вновь обратиться к фиг. 5Ό, то для специалиста в данной области техники обычно очевидно, что первый огнеупорный материал 382 и второй огнеупорный материал 384 могут быть одинаковыми или разными материалами.
На фиг. 5Е представлена другая возможная конфигурация вертикальных трубных реакторов 330, продемонстрированных на фиг. 4. Как показано на фиг. 5Е, вертикальные трубные реакторы 330 размещены по центру внутри корпуса 310. В этом варианте вертикальные трубные реакторы 330 содержатся внутри второго корпуса 386, который обладает стенкой 388. Средство 338 возврата катализатора определяется стенкой 388 второго корпуса 386 и корпусом 310. Пространства между стенками 331 вертикальных трубных реакторов 330 и стенкой 388 второго корпуса 386 заполняют первым огнеупорным материалом 390. Корпус 310 может быть также заполнен вторым огнеупорным материалом 392. Подходящие огнеупорные материалы представлены выше в связи с описанием фиг. 5А. Если вновь обратиться к фиг. 5Е, то для специалиста в данной области техники обычно очевидно, что первый огнеупорный материал 390 и второй огнеупорный материал 392 могут быть одинаковыми или разными материалами.
Несмотря на то, что вертикальные трубные реакторы и средства возврата катализатора продемонстрированы на различных чертежах как обладающие круглым поперечным сечением, вертикальные трубные реакторы и средства возврата катализатора могли бы обладать поперечным сечением любой формы, которая упрощает работу аппарата для превращения углеводородов. Другие эффективные формы поперечного сечения вертикальных трубных реакторов и средств возврата катализатора включают эллиптические поперечные сечения, многоугольные поперечные сечения и поперечные сечения в форме разрезов эллипсов и многоугольников. Целесообразные поперечные сечения вертикальных трубных реакторов и средств возврата катализатора включают круги и правильные многоугольники с боковыми сторонами одинаковой длины. Под правильными имеют в виду то, что форма поперечного сечения внутри границ формы не имеет отрезков прямой с вершинами, составляющими углы больше 180°. Наиболее целесообразными формами поперечных сечений являются круги, треугольники, квадраты и шестиугольники со сторонами одинаковой длины. Средство определения площадей поперечного сечения при поперечном сечении любой формы основано на давно зарекомендовавших себя геометрических принципах, хорошо известных специалистам в данной области техники. Подобным же образом целесообразные поперечные сечения разделительной зоны включают круги и правильные многоугольники со сторонами одинаковой длины. Самыми целесообразными поперечными сечениями являются круги, треугольники, квадраты и шестиугольники со сторонами одинаковой длины.
Несмотря на то, что положение вертикальных трубных реакторов относительно разделительной зоны продемонстрировано на чертежах как равноудаленное и симметричное, объемом настоящего изобретения охватываются и другие конфигурации. Так, например, вертикальные трубные реакторы могут быть размещены с одной стороны разделительной зоны по полусферической схеме. В другом примере, когда разделительная зона обладает круглым или приблизительно круглым поперечным сечением, вертикаль
- 14 008696 ные трубные реакторы могут быть размещены в разделительной зоне в линию вдоль диаметра. Для специалиста в данной области техники обычно очевидно, что при выполнении настоящего изобретения можно использовать широкое разнообразие конфигураций вертикальных трубных реакторов относительно разделительной зоны.
Кроме того, для специалиста в данной области техники обычно очевидно, что многочисленные вертикальные трубные реакторы аппарата для превращения углеводородов по настоящему изобретению могут быть изготовлены делением единственного вертикального трубного реактора на несколько вертикальных трубных реакторов меньшего размера. Так, например, реактор большего размера, обладающий круглым поперечным сечением, мог бы быть разделен на несколько вертикальных трубных реакторов в форме торта. Как другой пример, вертикальный трубный реактор, обладающий квадратным поперечным сечением, мог бы быть разделен на несколько вертикальных трубных реакторов, обладающих либо прямоугольными, либо квадратными поперечными сечениями меньшего размера.
Аппарат для превращения углеводородов по настоящему изобретению может быть использован для проведения любого процесса превращения углеводородов, в котором применяют псевдоожиженный катализатор. Типичные реакции включают, например, реакции взаимного превращения олефинов, реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины, реакции превращения кислородсодержащего вещества в бензин, получение малеинового ангидрида, парофазный синтез метанола, получение фталевого ангидрида, реакции Фишера-Тропша и получение акрилонитрила.
Аппарат для превращения углеводородов по настоящему изобретению особенно подходит для проведения реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины. В реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины кислородсодержащее вещество превращают в олефин введением кислородсодержащего исходного материала в контакт с катализатором в условиях, достаточных для превращения кислородсодержащего вещества в олефин.
В процессе превращения кислородсодержащих веществ в легкие олефины используют исходный материал, включающий кислородсодержащее вещество. Используемое в настоящем описании понятие кислородсодержащие вещества определяют как охватывающее, хотя ими их список нет необходимости ограничивать, углеводороды, содержащие кислород, такие как следующие вещества: алифатические спирты, простые эфиры, карбонильные соединения (альдегиды, кетоны, карбоновые кислоты, карбонаты и т.п.) и их смеси. Целесообразный алифатический остаток должен содержать в интервале от 1 до 10 углеродных атомов, а более целесообразно в интервале от 1 до 4 углеродных атомов. Типичные кислородсодержащие вещества включают, хотя ими их список нет необходимости ограничивать, низкомолекулярные прямоцепочечные или разветвленные алифатические спирты и их ненасыщенные аналоги. Примеры приемлемых кислородсодержащих соединений включают, хотя ими их список нет необходимости ограничивать, следующие вещества: метанол, этанол, н-пропанол, изопропанол, С4-С10спирты, метилэтиловый эфир, диметиловый эфир, диэтиловый эфир, диизопропиловый эфир, метилформиат, формальдегид, диметилкарбонат, метилэтилкарбонат, ацетон и их смеси. В целесообразном варианте кислородсодержащее вещество, используемое в реакции превращения, выбирают из группы, включающей метанол, диметиловый эфир и их смеси. Более целесообразным кислородсодержащим веществом является метанол. Общая масса исходного материала, подаваемого в вертикальные трубные реакторы, может включать дополнительные компоненты, такие как разбавители.
В вертикальные трубные реакторы с кислородсодержащими веществами можно подавать один или несколько разбавителей, вследствие чего общая исходная смесь включает разбавитель в интервале 1 и 99 мол.%. Разбавители, которые можно использовать в таком процессе, включают, хотя ими нет необходимости ограничиваться, гелий, аргон, азот, моноксид углерода, диоксид углерода, водород, воду, парафины, другие углеводороды (такие как метан), ароматические соединения и их смеси. Целесообразные разбавители включают, хотя ими нет необходимости ограничиваться, воду и азот.
Часть исходного материала можно подавать в реактор в жидкой форме. Когда часть исходного материала подают в жидкой форме, жидкой частью исходного материала может служить либо кислородсодержащее вещество, либо разбавитель, либо смесь их обоих. Жидкую часть исходного материала можно инжектировать непосредственно в индивидуальные вертикальные трубные реакторы или захватывать, или переносить каким-либо иным образом в вертикальные трубные реакторы с парообразной частью исходного материала или с приемлемым газообразным носителем/разбавителем. Введением части исходного материала (кислородсодержащее вещество и/или разбавитель) в жидкой фазе можно регулировать температуру в вертикальных трубных реакторах. Тепло экзотермической реакции превращения кислородсодержащего вещества частично поглощается эндотермическим процессом испарения жидкой части исходного материала. Регулирование соотношения между жидким исходным материалом и парообразным исходным материалом, подаваемыми в реактор, является одним возможным методом регулирования температуры в реакторе и, в частности, в вертикальных трубных реакторах.
Количество исходного материала, подаваемого в жидкой форме, независимо от того, вводят ли его отдельно или совместно с парообразным исходным материалом, составляет от 0,1 до 85 мас.% от общего количества кислородсодержащего вещества плюс разбавитель в исходном материале. Более целесообразный интервал составляет от 1 до 75 мас.% от общего количества подаваемого кислородсодержащего
- 15 008696 вещества плюс разбавитель, а наиболее целесообразный интервал составляет от 5 до 65 мас.%. Жидкая и парообразная части исходного материала могут характеризоваться одинаковым составом или могут включать варьируемые доли одинаковых или разных кислородсодержащих веществ и одинаковых или разных разбавителей. Одним особенно эффективным жидким разбавителем является вода благодаря ее относительно высокой теплоте испарения, которая позволяет оказывать сильное влияние на разницу температур в реакторе при относительно небольшой скорости. Другие эффективные разбавители описаны выше. Адекватный выбор температуры и давления любых соответствующих кислородсодержащего вещества и/или разбавителя, подаваемых в реактор, обычно гарантирует то, что по меньшей мере часть находится в жидкой фазе, когда она поступает в реактор и/или входит в контакт с катализатором, или часть исходного материала и/или разбавителя находится в парообразной форме.
Жидкая фракция исходного материала может быть необязательно разделена на порции и введена в вертикальные трубные реакторы во многих точках по длине вертикальных трубных реакторов. Это может быть сделано либо с кислородсодержащим исходным материалом, либо с разбавителем, либо и с тем, и с другим. Как правило, это осуществляют с разбавительной частью исходного материала. Другая возможность состоит в том, чтобы предусмотреть наличие сопла, которое вводило бы всю жидкую фракцию исходного материала в вертикальные трубные реакторы таким образом, чтобы сопло образовывало капельки жидкости с соответствующим распределением по размерам, которые, когда они захватываются газом и твердыми частицами, вводимыми в вертикальные трубные реакторы, постепенно по длине вертикальных трубных реакторов испарялись. Для улучшенного регулирования перепада температур в вертикальных трубных реакторах можно применять либо эти компоновки, либо их сочетание. Средство введения жидкого исходного материала с использованием множества точек в реакторе или проектирование сопла для жидкого исходного материала с целью регулирования распределения капелек по размерам в данной области техники известно хорошо и в настоящем описании не обсуждается.
Катализаторы, приемлемые для катализа реакции превращения кислородсодержащее вещество-волефины, включают молекулярные сита и смеси молекулярных сит. Молекулярные сита могут быть цеолитными (цеолиты) или нецеолитными (нецеолиты). Подходящие катализаторы могут быть также приготовлены из смесей цеолитных и нецеолитных молекулярных сит. В целесообразном варианте катализатор включает нецеолитное молекулярное сито. Целевые молекулярные сита для применения в реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины включают молекулярные сита с порами небольшого и среднего размеров. Молекулярные сита с небольшими порами определяют как молекулярные сита с порами, диаметр которых составляет меньше 5,0 А. Молекулярные сита со средними порами определяют как молекулярные сита с порами, диаметр которых составляет от 5,0 до 10,0 А.
Эффективные цеолитные молекулярные сита включают, хотя ими их список не ограничен, морденит, шабазит, эрионит, ΖδΜ-5, ΖδΜ-34, Ζ3Μ-48 и их смеси. Методы приготовления этих молекулярных сит в данной области техники известны, и необходимость в их обсуждении в настоящем описании отсутствует. Структурные типы молекулярных сит с небольшими порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают ΑΕΙ, АРТ, АРС, ΑΤΝ, АТТ, АТУ, ЛШШ. ΒΙΚ, САЗ, СНА, СН1, ЭАС, ΌΌΒ, ΕΌΙ, ΕΒΙ, ООО, ΚΡΙ, БЕУ, БОУ, БТА, ΜΟΝ, РАИ, ΡΗΙ, ВНО, ВОС, ТНО и их замещенные формы. Структурные типы молекулярных сит со средними порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают ΜΡΙ, МЕБ, МТШ, ЕИО, МТТ, НЕИ, РЕВ, АРО, АЕБ, ΤОN и их замещенные формы.
Кремнеалюмофосфаты (ЗАРО) составляют одну группу нецеолитных молекулярных сит, которые можно использовать в реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины. ЗАРО включают трехмерную микропористую кристаллическую каркасную структуру из тетраэдрических звеньев [З1О2], [А1О2] и [РО2]. Путь введения З1 в структуру можно определить 29З1-МАЗ-ЯМР анализом (см. работу В1аск\те11 и РаВои, ТРВук.СЬет., 92, 3965 (1988)). Целевые молекулярные сита ЗАРО при анализе 29З1-МАЗ-ЯМР обычно проявляют один или несколько пиков с химсдвигом (З1) в интервале от -88 до -96 част./млн и с совокупной площадью под пиками в интервале по меньшей мере 20% от общей площади под пиками для всех пиков с химсдвигом (З1) в интервале от -88 до -115 част./млн, где химсдвиги (З1) относятся к внешнему тетраметилсилану (ТМС).
Необходимо, чтобы кремнеалюмофосфатное молекулярное сито, используемое в таком процессе, обладало относительно низким соотношением З1/А12. Обычно чем ниже соотношение З1/А12, тем ниже селективность в отношении насыщенных С1-С4соединений, в частности селективность в отношении пропана. Необходимо значение соотношения З1/А12 меньше 0,65, причем значение соотношения З1/А12 не больше 0,40 является предпочтительным, а значение соотношения З1/А12 не больше 0,32 оказывается особенно предпочтительным.
Кремнеалюмофосфатные молекулярные сита обычно классифицируют как микропористые материалы, характеризующиеся 8-, 10- или 12-членными кольцевыми структурами. Эти кольцевые структуры могут обладать средним размером пор в интервале от 3,5 до 15 А. Предпочтительны молекулярные сита ЗАРО с небольшими порами, обладающие средним размером пор в интервале от 3,5 до 5 А, более предпочтительно от 4,0 до 5,0 А. Эти размеры пор являются типичными для молекулярных сит, характеризующихся 8-членными кольцами.
- 16 008696
Обычно кремнеалюмофосфатные молекулярные сита обладают молекулярным каркасом из угловых обобществленных тетраэдрических звеньев [8ϊΟ2], [Л1О2] и [РО2]. Каркас этого типа эффективен в превращении различных кислородсодержащих веществ в олефиновые продукты.
Приемлемые для применения в процессе превращения кислородсодержащего вещества в олефины кремнеалюмофосфатные молекулярные сита включают 8ЛРО-5, 8ЛРО-8, 8ЛРО-11, 8ЛРО-16, 8ЛРО-17, 8ЛРО-18, 8ЛРО-20, 8АРО-31, 8ЛРО-34, 8ЛРО-35, 8ЛРО-36, 8ЛРО-37, 8ЛРО-40, 8ЛРО-41, 8ЛРО-42, 8АРО-44, 8ЛРО-47, 8ЛРО-56, их металлсодержащие формы и их смеси. Предпочтительными являются 8ЛРО-18, 8ЛРО-34, 8ЛРО-35, 8ЛРО-44 и 8ЛРО-47, в частности 8ЛРО-18 и 8ЛРО-34, включая их металлсодержащие формы и их смеси. Использованное в настоящем описании понятие смесь является синонимом понятия сочетание и обозначает рассматриваемую композицию, обладающую двумя или большим числом компонентов в варьируемых пропорциях независимо от их физического состояния.
При необходимости с кремнеалюмофосфатным катализатором могут быть смешаны дополнительные являющиеся молекулярными ситами материалы, образующие олефины. Существуют молекулярные сита нескольких типов, каждый из которых проявляет другие свойства. Структурные типы молекулярных сит с малыми порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают ЛЕ1, ЛЕТ, ЛРС, ЛТИ, АТТ, ЛТУ, ЛУУ, ΒΙΚ, СЛ8, СНА, СН1, 1).ЛС. ΌΌΒ, ΕΌΙ, ЕВ1, ООО, ΚΕΙ, ЬЕУ, ЬОУ, ЬТЛ, МОИ, РЛИ, РН1, ВНО, ВОС, ТНО и их замещенные формы. Структурные типы молекулярных сит со средними порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают МЕ1, МЕЬ, МТУ, ЕИО, МТТ, НЕИ, ЕЕВ, ЛЕО, ЛЕЬ, ТОИ и их замещенные формы. Предпочтительные молекулярные сита, которые можно объединять с кремнеалюмофосфатным катализатором, включают 28М-5, 28М-34, эрионит и шабазит.
Замещенные сита 8ЛРО образуют класс молекулярных сит, известных как сита МеЛР8О, которые могут быть также использованы при выполнении настоящего изобретения. Способы приготовления сит МеЛР8О в данной области техники известны. Для применения при выполнении настоящего изобретения могут быть приемлемыми также сита 8ЛРО с заместителями, такие как сита МеЛР8О. Приемлемые заместители Ме включают, но ими нет необходимости ограничиваться, никель, кобальт, марганец, цинк, титан, стронций, магний, барий и кальций. Заместители можно вводить во время синтеза сит МеЛР8О. По-другому заместители можно вводить после синтеза сит 8ЛРО или МеЛР8О с применением многих методов. Эти методы включают, но ими нет необходимости ограничиваться, ионообмен, пропитку до начальной влажности, сухое смешение, мокрое смешение, механическое смешение и их сочетания.
Целевыми ситами МеЛР8О являются сита МеЛР8О с небольшими порами, размер пор которых составляет меньше 5 А. Сита МеЛР8О с небольшими порами включают, но ими нет необходимости ограничиваться, №8ЛРО-34, Со8ЛРО-34, №8ЛРО-17, Со8ЛРО-17 и их смеси.
Алюмофосфаты (сита ЛЬРО) с заместителями, также известные как сита МеАРО, составляют другую группу молекулярных сит, которые могут быть приемлемыми для применения в реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины, причем целевыми ситами МеАРО являются сита МеАРО с небольшими порами. Способы приготовления сит МеАРО в данной области техники известны. Приемлемые заместители включают, но ими нет необходимости ограничиваться, никель, кобальт, марганец, цинк, титан, стронций, магний, барий и кальций. Заместители можно вводить во время синтеза сит МеАРО. По-другому заместители можно вводить после синтеза сит ЛЬРО или МеАРО с применением многих методов. Эти методы включают, но ими нет необходимости ограничиваться, ионообмен, пропитку до начальной влажности, сухое смешение, мокрое смешение, механическое смешение и их сочетания.
Молекулярное сито может быть также введено в твердую композицию, предпочтительно в твердые частицы, в которых молекулярное сито содержится в количестве, эффективном для катализа целевой реакции превращения. Твердые частицы могут включать каталитически эффективное количество молекулярного сита и матричного материала, предпочтительно по меньшей мере одного из материала наполнителя и связующего вещества, с достижением у твердой композиции целевого свойства или свойств, например целевых степени разбавления катализатора, механической прочности и т.п. Такие матричные материалы по природе часто являются в некоторой степени пористыми и часто обладают некоторой неселективной каталитической активностью, вследствие чего они содействуют образованию нежелательных продуктов и могут быть или не быть эффективными при содействии целевому химическому превращению. Такие матричные, например наполнительные и связующие, материалы включают, в частности, синтетические и встречающиеся в природе вещества, оксиды металлов, глины, диоксиды кремния, оксиды алюминия, диоксиды кремния/оксиды алюминия, диоксиды кремния/оксиды магния, диоксиды кремния/диоксиды циркония, диоксиды кремния/диоксиды тория, диоксиды кремния/оксиды бериллия, диоксиды кремния/диоксиды титана, диоксиды кремния/оксиды алюминия/диоксиды тория, диоксиды кремния/оксиды алюминия/диоксиды циркония и смеси этих материалов.
Предпочтительная твердая каталитическая композиция включает от 1 до 99%, более предпочтительно от 5 до 90%, а еще более предпочтительно от 10 до 80% по массе молекулярного сита и в количестве от 1 до 99%, более предпочтительно от 5 до 90%, а еще более предпочтительно от 10 до 80% по массе матричного материала.
Приготовление твердых каталитических композиций, например твердых частиц, включающих мо
- 17 008696 лекулярное сито и матричный материал, является делом обычным и хорошо известным в данной области техники, и, следовательно, подробно в настоящем описании не обсуждается.
Катализатор может дополнительно содержать связующие вещества, наполнители или другой материал для достижения улучшенных каталитических эксплуатационных свойств, сопротивления истиранию, регенерируемости и других целевых свойств. В целесообразном варианте в реакционных условиях катализатор способен псевдоожижаться. Катализатор должен обладать размерами частиц от 20 до 3000 мкм, целесообразно от 30 до 200 мкм, а более целесообразно от 50 до 150 мкм. Катализатор может быть подвергнут многочисленным обработкам для достижения целевых физических и химических характеристик. Такие обработки включают, но ими нет необходимости ограничиваться, кальцинирование, дробление в шаровой мельнице, помол, измельчение, распылительную сушку, гидротермическую обработку, кислотную обработку, обработку основанием и их сочетания.
В целесообразном варианте в реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины, проводимой в аппарате для превращения углеводородов по настоящему изобретению, используют скорость подачи газа на единицу сечения потока в вертикальных трубных реакторах больше 1 м/с. Используемое в настоящем описании и в формуле изобретения понятие скорость подачи газа на единицу сечения потока определяют как объемную скорость потока испаренного исходного материала и любого разбавителя, деленную на площадь поперечного сечения реактора. Поскольку кислородсодержащее вещество превращают в продукт, включающий легкий олефин, при одновременном его перемещении по реактору, скорость подачи газа на единицу сечения потока на разных участках внутри реактора может варьироваться в зависимости от общего числа молей содержащегося газа и поперечного сечения конкретного участка в реакторе, температуры, давления и других соответствующих реакционных параметров. Скорость подачи газа на единицу сечения потока, включая все разбавители, содержащиеся в исходном материале, в любой точке в реакторе поддерживают на уровне выше 1 м/с. В целесообразном варианте скорость подачи газа на единицу сечения потока превышает 2 м/с. Более целесообразная скорость подачи газа на единицу сечения потока превышает 2,5 м/с. Еще более целесообразная скорость подачи газа на единицу сечения потока превышает 4 м/с. Наиболее целесообразно, когда скорость подачи газа на единицу сечения потока превышает 8 м/с.
Поддержание скорости подачи газа на единицу сечения потока на этих уровнях увеличивает приближение к характеристикам поршневого потока газов, движущихся в вертикальных трубных реакторах. Когда скорость подачи газа на единицу сечения потока возрастает до уровня выше 1 м/с, уменьшение внутренней рециркуляции твердых частиц, которые переносят захватываемый ими газ, приводит к уменьшению осевого диффундирования или обратного смешения газов (идеальные характеристики поршневого потока достигаются, когда элементы гомогенного текучего реагента перемещаются по реактору в виде поршневых потоков, движущихся параллельно оси реактора). Сведение к минимуму обратного смешения газов в реакторе повышает селективность в отношении целевых легких олефинов в реакции превращения кислородсодержащего вещества.
Когда скорость подачи газа на единицу сечения потока приближается к уровню 1 м/с или выше, существенная часть катализатора в реакторе может быть захвачена газом, выходящим из вертикальных трубных реакторов. По меньшей мере часть катализатора, выходящего из вертикальных трубных реакторов, возвращают для повторного контактирования с исходным материалом с помощью средства возврата катализатора.
В целесообразном варианте скорость катализатора, включающего молекулярное сито и все другие материалы, такие как связующие вещества, наполнители и т.д., возвращаемого для повторного контактирования с исходным материалом, составляет от 1 до 100 крат, более целесообразно от 10 до 80 крат, а наиболее целесообразно от 10 до 50 крат общей скорости по массе исходного материала, кислородсодержащих веществ в реактор.
Температура, эффективная для превращения кислородсодержащих веществ в легкие олефины, варьируется в широком интервале, зависящем, по меньшей мере, отчасти от катализатора, доли регенерированного катализатора в каталитической смеси, конфигурации реакционного аппарата и реактора. Хотя эти процессы не ограничивают конкретной температурой, наилучшие результаты получают, если процесс проводят при температуре от 200 до 700°С, целесообразно от 250 до 600°С, а наиболее целесообразно от 300 до 500°С. Более низкие температуры обычно обуславливают пониженные скорости реакции, а скорость образования целевых легких олефиновых продуктов может стать заметно более низкой. Однако при температурах выше 700°С в процессе может не образовываться оптимальное количество легких олефиновых продуктов, а скорость, при которой на катализаторе образуется кокс и образуются легкие насыщенные соединения, может стать слишком высокой.
Легкие олефины обычно образуются, хотя и необязательно в оптимальных количествах, в широком диапазоне давлений, включая, хотя ими их список не ограничен, давления от 0,1 кПа до 5 МПа. Целевое давление составляет от 5 кПа до 1 МПа, а наиболее целесообразно от 20 до 500 кПа. Вышеуказанные давления не включают давление разбавителя, если он имеется, и относятся к парциальному давлению исходного материала, поскольку оно имеет отношение к кислородсодержащим соединениям и/или их смесям. Давления, выходящие за указанные диапазоны, использовать можно и они из объема изобрете
- 18 008696 ния не выходят. Более низкие и более высокие экстремальные значения давления могут оказывать негативное влияние на селективность, превращение, скорость закоксовывания и/или скорость реакции, однако, легкие олефины все еще образуются, и по этой причине такие экстремальные значения давления рассматривают как часть настоящего изобретения.
При выполнении настоящего изобретения приемлем широкий диапазон значений ССПС для реак ции превращения кислородсодержащего вещества, определяемых как масса всего кислородсодержащего вещества, подаваемого в вертикальные трубные реакторы в час, на массу молекулярного сита в катализаторе в вертикальных трубных реакторах. Совокупное кислородсодержащее вещество, подаваемое в вертикальные трубные реакторы, включает все кислородсодержащее вещество как в парообразной, так и жидкой фазах. Хотя катализатор может включать другие материалы, которые являются инертными, наполнители или связующие вещества, ССПС рассчитывают с использованием только массы молекулярного сита в катализаторе в вертикальных трубных реакторах. Целесообразное значение ССПС достаточно высоко для того, чтобы в реакционных условиях и внутри реакторной конфигурации и конструкции сохранить катализатор в псевдоожиженном состоянии. Обычно ССПС составляет от 1 до 5000 ч-1, целесообразно от 2 до 3000 ч-1, а наиболее целесообразно от 5 до 1500 ч-1. При создании настоящего изобретения было установлено, что в ходе проведения реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины при ССПС больше 20 ч содержание метана в перечне продуктов реакции превращения уменьшается. Таким образом, реакцию превращения целесообразно проводить при ССПС по меньшей мере 20 ч-1. В случае исходного материала, включающего метанол, диметиловый эфир или их смеси, целесообразное значение ССПС составляет по меньшей мере 20 ч-1, а более целесообразно от 20 до 300 ч-1.
Особенно предпочтительно, чтобы реакционные условия для получения олефинов из кислородсодержащего вещества включали ССПС по меньшей мере 20 ч-1 и скорректированную по температуре нормализованную селективность в отношении метана (СТНСМ) меньше 0,016. Использованное в настоящем описании понятие СТНСМ определяют как нормализованную селективность в отношении метана (НСМ), когда температура составляет меньше 400°С. НСМ определяют как выход метанового продукта, деленный на выход этиленового продукта, где выход каждого из продуктов выражают в пересчете или пересчитывают на основе массовых процентов. Когда температура составляет 400°С или выше, значение СТНСМ определяют с помощью следующего уравнения, в котором Т обозначает среднюю температуру внутри реактора в °С:
НСМ
СТНСМ = + (((Т-400)/400) X 14,84)
С целью избежать потребности в технически неприемлемых количествах возвращаемого в процесс исходного материала необходимо поддерживать достаточно высокую степень превращения кислородсодержащего вещества. Несмотря на потребность в 100%-ной степени превращения кислородсодержащего вещества с целью полностью избежать возврата в процесс исходного материала, когда степень превращения составляет 98% или меньше, часто наблюдают уменьшение количеств нежелательных побочных продуктов. Поскольку возврат в процесс до 50% исходного материала может быть технически приемлемым, необходима степень превращения от 50 до 98%. Степень превращения можно поддерживать в этом интервале (от 50 до 98%) с применением ряда методов, которые обычным специалистам в данной области техники известны. Примеры включают, но ими нет необходимости ограничиваться, регулирование одного или нескольких следующих параметров: реакционная температура, давление, скорость потока (среднечасовая скорость подачи сырья и/или скорость подачи газа на единицу сечения потока), скорость рециркуляции катализатора, конфигурация реакционного аппарата, конфигурация реактора, состав исходного материала, количество жидкого исходного материала относительно количества парообразного исходного материала (как это обсуждается ниже), количество рециркулирующего катализатора, степень регенерации катализатора и другие параметры, которые влияют на превращение.
Во время превращения кислородсодержащих веществ в легкие олефины на катализаторе, используемом для ускорения реакции превращения, накапливаются углеродистые отложения. В определенный момент накопление этих углеродистых отложений вызывает снижение способности катализатора обеспечивать превращение кислородсодержащего исходного материала в легкие олефины. На этом этапе катализатор оказывается частично дезактивированным. Когда катализатор больше не способен обеспечивать превращение кислородсодержащего вещества в олефиновый продукт, этот катализатор считают полностью дезактивированным. В качестве стадии в ходе проведения реакции превращения кислородсодержащего вещества в олефины из реактора удаляют некоторую порцию катализатора и по меньшей мере часть удаленной из реактора порции частично, если не полностью, регенерируют в регенерационном аппарате, таком как регенерационный аппарат 90, который продемонстрирован на фиг. 4. Под регенерацией имеют в виду то, что из катализатора, по меньшей мере, частично удаляют углеродистые отложения. В целесообразном варианте порция катализатора, удаляемая из реактора, является, по меньшей мере, частично дезактивированной. Оставшаяся в реакторе часть катализатора рециркулирует без регенерации. Далее регенерированный катализатор после охлаждения или без него возвращают в реактор. В целесообразном варианте удаляемая для регенерации порция катализатора составляет от 0,1 до 99% от количества катализатора, выводимого из реактора. Более целесообразная порция составляет от 0,2 до 50%, а
- 19 008696 наиболее целесообразная - от 0,5 до 5%.
В целесообразном варианте часть катализатора, включающего молекулярное сито и все другие материалы, такие как связующие вещества, наполнители и т. д., из реактора удаляют для регенерирования и возврата назад в реактор со скоростью от 0,1 до 10 крат, более целесообразно от 0,2 до 5 крат, а наиболее целесообразно от 0,3 до 3 крат общей скорости подачи кислородсодержащих веществ в реактор. Эти скорости имеют отношение к катализатору, содержащему только молекулярное сито и не включающему нереакционноспособных твердых частиц. Скорость общего количества твердых частиц, т.е. катализатора и нереакционноспособных твердых частиц, удаляемых из реактора для регенерирования и возврата назад в реактор, обычно варьируют прямо пропорционально содержанию нереакционноспособных твердых частиц в общем количестве твердых частиц.
В целесообразном варианте регенерирование катализатора проводят в аппарате для регенерирования в присутствии газа, включающего кислород или другие окислители. Примеры других окислителей включают, но ими нет необходимости ограничиваться, синглетный О2, О3, δΟ3, Ν2Ο, N0, Ν02, Ν2Ο5 и их смеси. Целевыми регенерационными газами служат воздух и воздух, разбавленный азотом или СО2. Концентрацию кислорода в воздухе можно понизить до регулируемого уровня с целью свести к минимуму перегрев регенератора или возникновение в нем горячих точек. Катализатор может быть также регенерирован восстановительным путем с использованием водорода, смесей водорода и моноксида углерода или других приемлемых газообразных восстановителей.
Катализатор может быть регенерирован по любому числу методов - проведением периодического, непрерывного, полунепрерывного процессов или их сочетанием. Целевым методом является метод непрерывного регенерирования. В целесообразном варианте катализатор регенерируют до содержания остаточного кокса от 0,01 до 15 мас.% в пересчете на массу катализатора.
Температура регенерирования катализатора должна составлять от 250 до 750°С, а целесообразно от 500 до 700°С. Поскольку реакция регенерирования протекает при значительно более высокой температуре, чем реакция превращения кислородсодержащего вещества, может оказаться необходимым охлаждение по меньшей мере части регенерированного катализатора перед его возвратом в реактор до более низкой температуры. Для отвода от катализатора некоторого количества тепла после его извлечения из аппарата для регенерирования можно применять теплообменник, не показанный, размещенный снаружи аппарата для регенерирования. Когда регенерированный катализатор охлаждают, его необходимо остудить до температуры, которая от 200 до более чем на 200°С ниже температуры катализатора, извлекаемого из реактора. В более целесообразном варианте регенерированный катализатор охлаждают до температуры, которая от 10 до 200°С ниже температура катализатора, извлекаемого из реактора. Далее этот охлажденный катализатор может быть возвращен либо в любую часть реактора, либо в аппарат для регенерирования, либо и туда, и сюда. Когда регенерированный катализатор из аппарата для регенерирования возвращают в реактор, он может быть возвращен в любую часть реактора. Он может быть возвращен в зону содержания катализатора для ожидания контактирования с исходным материалом, в разделительную зону для контактирования с продуктами из исходного материала или и туда, и сюда.
В целесообразном варианте регенерирование катализатора проводят, по меньшей мере, с частично дезактивированным катализатором, от которого в отпарной секции или отпарной камере предварительно отпаривают большую часть легко удаляемых органических материалов (органические вещества). Это отпаривание может быть осуществлено пропусканием отпаривающего газа над отработавшим катализатором при повышенной температуре. Газы, приемлемые для отпаривания, включают водяной пар, азот, гелий, аргон, метан, С02, СО, водород и их смеси. Предпочтительным газом является водяной пар. Среднечасовая скорость подачи газа (ССПГ, в пересчете на объем газа к объему катализатора и кокса) для отпаривающего газа составляет от 0,1 до 20000 ч-1. Приемлемые температуры отпаривания составляют от 250 до 750°С, а целесообразные - от 350 до 675°С.
Способ получения предпочтительного олефинового продукта при выполнении настоящего изобретения может включать дополнительную стадию приготовления кислородсодержащих композиций из углеводородов, таких как нефть, уголь, битуминозный песок, сланец, биомасса и природный газ. Методы приготовления таких композиций в данной области техники известны. Эти методы включают ферментацию до спирта или простого эфира, получение синтез-газа, затем конверсию синтез-газа в спирт или простой эфир. Синтез-газ может быть получен по известным методам, таким как реформинг с водяным паром, автотермический реформинг и частичное окисление.
Для специалиста в данной области техники обычно очевидно также, что олефины, получаемые реакцией превращения кислородсодержащее вещество-в-олефины по настоящему изобретению, могут быть полимеризованы с образованием полиолефинов, в частности полиэтилена и полипропилена. Эти способы получения полиолефинов из олефинов в данной области техники известны. Предпочтительны каталитические способы. Особенно предпочтительны каталитические системы с металлоценами, катализаторами Циглера-Натта и кислотами (см., например, ϋδ №№ 3258455, 3305538, 3364190, 5892079, 4659685, 4076698, 3645992, 4302565 и 4243691). Обычно эти способы включают контактирование олефинового продукта с обеспечивающим образование полиолефина катализатором под давлением и при температуре, которые эффективны для получения полиолефинового продукта.
- 20 008696
Предпочтительным обеспечивающим образование полиолефина катализатором является металлоценовый катализатор. Предпочтительный температурный диапазон проведения процесса находится в пределах 50 и 240°С. Такую реакцию можно проводить под низким, средним или высоким давлением, причем оно всегда составляет от 1 до 200 бар. Для проведения процессов в растворе можно использовать инертный разбавитель, предпочтительное рабочее давление находится в пределах 10 и 150 бар, а предпочтительная температура находится в пределах 120 и 230°С. Для газофазных процессов предпочтительная температура обычно составляет от 60 до 160°С, а рабочее давление равно от 5 до 50 бар.
В дополнение к полиолефинам, из олефинов, получаемых согласно способу по настоящему изобретению, или олефинов, выделяемых из них, могут быть получены многочисленные другие олефиновые производные. К ним относятся, хотя ими их список не ограничен, альдегиды, спирты, уксусная кислота, линейные альфа-олефины, винилацетат, этилендихлорид и винилхлорид, этилбензол, этиленоксид, этиленгликоль, кумол, изопропиловый спирт, акролеин, аллилхлорид, пропиленоксид, акриловая кислота, этилен-пропиленовые каучуки и акрилонитрил, а также тримеры и димеры этилена, пропилена и бутиленов. Способы получения таких производных в данной области техники известны хорошо и, следовательно, в настоящем описании не обсуждаются.
Варианты, представленные в настоящем описании, являются только иллюстративными, поэтому их не следует рассматривать как ограничивающие объем изобретения, который определяет следующая формула изобретения.

Claims (22)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Аппарат для превращения углеводородов, включающий по меньшей мере два вертикальных трубных реактора, причем у каждого из вертикальных трубных реакторов имеются первый конец, в который можно направлять катализатор, и второй конец, через который катализатор может выходить из вертикального трубного реактора;
    разделительное устройство, предусмотренное для отделения катализатора от продуктов реакции, проводимой в аппарате для превращения углеводородов;
    транспортировочный патрубок, проходящий в разделительное устройство и обеспечивающий сообщение с возможностью перетекания текучей среды между вторыми концами по меньшей мере двух вертикальных трубных реакторов и разделительным устройством, где наименьшая площадь поперечного сечения транспортировочного патрубка варьируется относительно суммы наименьших площадей поперечного сечения объединенных им вертикальных трубных реакторов не больше чем на 20%; и по меньшей мере одно средство возврата катализатора, сообщающееся с возможностью перетекания текучей среды с разделительным устройством и первыми концами вертикальных трубных реакторов.
  2. 2. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, дополнительно включающий средства удерживания катализатора между средством возврата катализатора и первым концом вертикальных трубных реакторов, предусмотренные для сообщения с возможностью перетекания текучей среды между средством возврата катализатора и первым концом вертикальных трубных реакторов и содержания катализатора.
  3. 3. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором несколько вертикальных трубных реакторов сообщаются с возможностью перетекания текучей среды с несколькими транспортировочными патрубками.
  4. 4. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором несколько вертикальных трубных реакторов сообщаются с возможностью перетекания текучей среды с единственным транспортировочным патрубком.
  5. 5. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором транспортировочный патрубок дополнительно включает сборное устройство для соединения вторых концов по меньшей мере двух вертикальных трубных реакторов с первым концом патрубка.
  6. 6. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором наименьшая площадь поперечного сечения транспортировочного патрубка по меньшей мере равна сумме наименьших площадей поперечного сечения вертикальных трубных реакторов, сообщающихся с ним с возможностью перетекания текучей среды.
  7. 7. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором наименьшая площадь поперечного сечения транспортировочного патрубка варьируется не больше чем на 10% относительно суммы наименьших площадей поперечного сечения вертикальных трубных реакторов, сообщающихся с ним с возможностью перетекания текучей среды.
  8. 8. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, где этот аппарат для превращения углеводородов включает по меньшей мере четыре вертикальных трубных реактора.
  9. 9. Аппарат для превращения углеводородов по п.2, в котором вертикальные трубные реакторы содержатся внутри общего корпуса, у которого имеются стенка и первый и второй концы и в котором вертикальные трубные реакторы и стенка общего корпуса определяют зону удерживания катализатора.
  10. 10. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором средство возврата катализато- 21 008696 ра располагают снаружи вертикальных трубных реакторов.
  11. 11. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором число средств возврата катализатора равно числу вертикальных трубных реакторов.
  12. 12. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, дополнительно включающий распределитель исходного материала, включающий по меньшей мере одну питающую насадку, расположенную рядом с первыми концами вертикальных трубных реакторов, где этот распределитель исходного материала подает исходный материал в вертикальные трубные реакторы через питающие насадки, по существу, равными потоками.
  13. 13. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, дополнительно включающий распределитель исходного материала, включающий по меньшей мере одну питающую насадку, расположенную рядом с первыми концами вертикальных трубных реакторов, где распределитель исходного материала включает регулирующее поток устройство, которое подает исходный материал в вертикальные трубные реакторы через питающие насадки.
  14. 14. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, дополнительно включающий несколько средств возврата катализатора и регулирующее поток устройство, размещенное на каждом из средств возврата катализатора.
  15. 15. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, дополнительно включающий регенератор катализатора, сообщающийся с возможностью перетекания текучей среды с аппаратом для превращения углеводородов.
  16. 16. Аппарат для превращения углеводородов по п.15, дополнительно включающий отпарную секцию для катализатора, сообщающуюся с возможностью перетекания текучей среды с этим аппаратом для превращения углеводородов и регенератором катализатора.
  17. 17. Аппарат для превращения углеводородов по п.1 или 2, в котором разделительное устройство включает по меньшей мере один сепаратор, выбранный из ряда, включающего циклонный сепаратор, фильтр, отбойное устройство и их сочетания.
  18. 18. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, в котором каждый из вертикальных трубных реакторов обладает площадью поперечного сечения не больше 12 м2.
  19. 19. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, в котором каждый из вертикальных трубных реакторов обладает высотой от 10 до 70 м.
  20. 20. Аппарат для превращения углеводородов по п.1, в котором наименьшая площадь поперечного сечения любого одного из вертикальных трубных реакторов варьируется не больше чем на 20% относительно наименьшей площади поперечного сечения любого другого из вертикальных трубных реакторов.
  21. 21. Способ превращения углеводородов в аппарате по п.1, включающий:
    (а) подачу способного псевдоожижаться катализатора и исходного материала в вертикальные трубные реакторы для их контактирования между собой;
    (б) объединение продуктов вертикальных трубных реакторов в патрубке для транспортировки и подачи их в разделительное устройство;
    (в) отделение катализатора от продукта в разделительном устройстве; и (г) возврат катализатора из разделительного устройства в вертикальные трубные реакторы.
  22. 22. Способ превращения углеводородов по п.21, дополнительно включающий:
    (е) регенерирование части катализатора в регенераторе катализатора с получением регенерированного катализатора, который возвращают в аппарат для превращения углеводородов; и (з) возврат в процесс оставшейся части катализатора без регенерирования.
EA200501080A 2002-09-24 2003-05-30 Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой EA008696B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US10/253,106 US7122160B2 (en) 2002-09-24 2002-09-24 Reactor with multiple risers and consolidated transport
PCT/US2003/017121 WO2004029178A1 (en) 2002-09-24 2003-05-30 Reactor with multiple risers and consolidated transport

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200501080A1 EA200501080A1 (ru) 2005-12-29
EA008696B1 true EA008696B1 (ru) 2007-06-29

Family

ID=31993096

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200501080A EA008696B1 (ru) 2002-09-24 2003-05-30 Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой

Country Status (8)

Country Link
US (1) US7122160B2 (ru)
EP (1) EP1565541B1 (ru)
AT (1) ATE395395T1 (ru)
AU (1) AU2003232464A1 (ru)
DE (1) DE60321036D1 (ru)
EA (1) EA008696B1 (ru)
ES (1) ES2305562T3 (ru)
WO (1) WO2004029178A1 (ru)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2636077C1 (ru) * 2013-12-03 2017-11-20 Далянь Инститьют Оф Кемикал Физикс, Чайниз Академи Оф Сайенсез Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира
RU2764907C2 (ru) * 2017-03-13 2022-01-24 Дау Глоубл Текнолоджиз Ллк Способ получения лёгких олефинов из различных сырьевых потоков

Families Citing this family (29)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6869521B2 (en) * 2002-04-18 2005-03-22 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing
US7169293B2 (en) * 1999-08-20 2007-01-30 Uop Llc Controllable space velocity reactor and process
CN1237036C (zh) 2000-02-02 2006-01-18 陶氏环球技术公司 用于生产链烯基取代的芳香族化合物的综合方法
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
MXPA06008965A (es) * 2004-02-09 2007-02-20 Down Chemical Company Proceso para la preparacion de compuestos de hidrocarburos deshidrogenados.
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
RU2399648C2 (ru) 2004-08-10 2010-09-20 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ для получения среднедистиллятного продукта и низших олефинов из углеводородного сырья и устройство для его осуществления
US7439414B2 (en) * 2005-10-13 2008-10-21 Uop Llc Oxygenate conversion catalyst processing
WO2008127956A1 (en) * 2007-04-13 2008-10-23 Shell Oil Company Systems and methods for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock
KR20100017363A (ko) * 2007-04-30 2010-02-16 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 원료로 중질 증류 생성물 및 저급 올레핀을 산출하는 시스템 및 방법
CN101952394B (zh) * 2007-10-10 2013-09-11 国际壳牌研究有限公司 由烃原料制备中间馏分产物和低级烯烃的系统和方法
CN102197113B (zh) * 2008-10-27 2014-12-10 科伊奥股份有限公司 生物质转化方法
CA2733097C (en) * 2008-11-04 2017-01-24 Kior, Inc. Biomass conversion process
US8747767B2 (en) 2008-12-22 2014-06-10 Shell Oil Company Catalyst return apparatus, and process for reacting a feedstock
WO2010107591A1 (en) * 2009-03-19 2010-09-23 Dow Global Technologies Inc. Dehydrogenation process and catalyst
WO2017218187A1 (en) * 2016-06-17 2017-12-21 Dow Global Technologies Llc System components of fluid catalytic reactor systems
US11760703B2 (en) 2020-03-06 2023-09-19 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
US11859136B2 (en) 2020-03-06 2024-01-02 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
EP4114812A1 (en) 2020-03-06 2023-01-11 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
WO2021178115A1 (en) 2020-03-06 2021-09-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
EP4146616A1 (en) 2020-05-08 2023-03-15 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Processes and systems for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
BR112023025118A2 (pt) 2021-06-02 2024-02-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc Processos para regeneração de catalisadores e para aperfeiçoamento de alcanos e/ou hidrocarbonetos alquil aromáticos
EP4377005A1 (en) 2021-07-28 2024-06-05 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Catalyst compositions and processes for making and using same
KR20240033021A (ko) 2021-08-11 2024-03-12 엑손모빌 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 촉매를 재생하는 방법 및 알칸 및/또는 알킬 방향족 탄화수소를 업그레이드하는 방법
CA3227087A1 (en) 2021-08-11 2023-02-16 Christian A. DIAZ URRUTIA Processes for dehydrogenating alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
WO2023018536A1 (en) 2021-08-13 2023-02-16 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Processes for dehydrogenating alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons
CN113750911B (zh) * 2021-09-10 2022-10-04 中国科学院过程工程研究所 一种多通道提升管反应装置及其应用
CA3239557A1 (en) 2021-12-06 2023-06-15 Xiaoying Bao Catalyst compositions and processes for making and using same

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0844021A2 (de) * 1996-11-22 1998-05-27 OMV Aktiengesellschaft Vorrichtung zum katalytischen Umsetzen von organischen Substanzen mit einem Fliessbettreaktor
WO2001085872A2 (en) * 2000-05-04 2001-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor

Family Cites Families (73)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1421640A (en) 1919-07-11 1922-07-04 Us Ind Alcohol Co Process of producing ethylene
US2378236A (en) 1944-05-02 1945-06-12 Air Reduction Production of ethylene
US2472377A (en) 1945-01-31 1949-06-07 Hydrocarbon Research Inc Process for hydrocarbon synthesis
US2768127A (en) 1951-05-17 1956-10-23 Exxon Research Engineering Co Improved residual oil conversion process for the production of chemicals
US2847364A (en) 1952-09-12 1958-08-12 Gulf Research Development Co Process for conversion of hydrocarbons and for transport of solid particles
USB632416I5 (ru) 1956-03-01 1976-03-09
BE591537A (ru) 1959-06-06
US3305538A (en) 1961-11-22 1967-02-21 Montedison Spa Polymerization process
US3205275A (en) 1962-02-26 1965-09-07 Phillips Petroleum Co Solid catalyst contacting process and apparatus therefor
US3364190A (en) 1964-04-27 1968-01-16 Standard Oil Co Process for polymerizing propylene to syndiotactic polypropylene
CA849081A (en) 1967-03-02 1970-08-11 Du Pont Of Canada Limited PRODUCTION OF ETHYLENE/.alpha.-OLEFIN COPOLYMERS OF IMPROVED PHYSICAL PROPERTIES
GB1255886A (en) 1969-04-23 1971-12-01 Mitsui Shipbuilding Eng Process and apparatus for preparing lower olefins
US3959117A (en) 1973-03-26 1976-05-25 Texaco Inc. Fluid catalytic cracking of hydrocarbons
US4138440A (en) 1974-08-14 1979-02-06 Mobil Oil Corporation Conversion of liquid alcohols and ethers with a fluid mass of ZSM-5 type catalyst
DE2524540C2 (de) 1975-06-03 1986-04-24 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur Durchführung endothermer Prozesse
US4134926A (en) 1977-04-18 1979-01-16 The Lummus Company Production of ethylene from ethanol
US4302565A (en) 1978-03-31 1981-11-24 Union Carbide Corporation Impregnated polymerization catalyst, process for preparing, and use for ethylene copolymerization
US4229608A (en) 1978-12-18 1980-10-21 Mobil Oil Corporation Heat balanced cyclic process for manufacture of light olefins
US4243691A (en) 1979-05-18 1981-01-06 The Procter & Gamble Company Sodium-free salt substitute
US4379123A (en) 1979-10-30 1983-04-05 Mobil Oil Corporation Fluid catalyst conversion of alcohols and oxygenates to hydrocarbons
EP0096996B1 (en) 1982-06-15 1988-06-22 Mobil Oil Corporation Process for the conversion of alcohols into petrochemicals
US4440871A (en) 1982-07-26 1984-04-03 Union Carbide Corporation Crystalline silicoaluminophosphates
US4499327A (en) 1982-10-04 1985-02-12 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
US4677242A (en) 1982-10-04 1987-06-30 Union Carbide Corporation Production of light olefins
JPS6088222A (ja) 1983-10-21 1985-05-18 Daido Metal Kogyo Kk 複合摺動体
CA1223895A (en) 1984-03-05 1987-07-07 Hugo I. De Lasa Pseudodiabatic reactor for exothermal catalytic conversions
GB2159431B (en) 1984-05-29 1988-04-27 Shell Int Research Reactor for non-isothermic reactions and process for the preparation of hydrocarbons using such a reactor
US4590320A (en) 1984-08-31 1986-05-20 Mobil Oil Corporation Conversion of methanol to olefins in a tubular reactor with light olefin co-feeding
US4547616A (en) 1984-12-28 1985-10-15 Mobil Oil Corporation Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed
US4659685A (en) 1986-03-17 1987-04-21 The Dow Chemical Company Heterogeneous organometallic catalysts containing a supported titanium compound and at least one other supported organometallic compound
US4752651A (en) 1986-06-16 1988-06-21 Union Carbide Corporation Production of light olefins
US4861938A (en) 1987-07-07 1989-08-29 Uop Chemical conversion process
US4973792A (en) 1987-07-07 1990-11-27 Uop Chemical conversion process
US4873390A (en) 1987-07-07 1989-10-10 Uop Chemical conversion process
US4814541A (en) 1987-07-07 1989-03-21 Uop Chemical conversion process
US5271905A (en) 1990-04-27 1993-12-21 Mobil Oil Corporation Apparatus for multi-stage fast fluidized bed regeneration of catalyst
US5157193A (en) 1991-01-15 1992-10-20 Energia Andina Ltd. Preparing lower alkenes from methanol
US5095163A (en) 1991-02-28 1992-03-10 Uop Methanol conversion process using SAPO catalysts
US5191141A (en) 1991-11-13 1993-03-02 Uop Process for converting methanol to olefins using an improved metal aluminophosphate catalyst
US5126308A (en) 1991-11-13 1992-06-30 Uop Metal aluminophosphate catalyst for converting methanol to light olefins
US5278345A (en) 1992-05-27 1994-01-11 Exxon Chemical Patents Inc. Use of ECR-1, mazmorite and ECR-18 in the conversion of oxygenates to hydrocarbons
JP2724420B2 (ja) 1992-05-27 1998-03-09 エクソン・ケミカル・パテンツ・インク 酸素化物の転化における酸抽出されたモレキュラーシーブ触媒の使用
US5343830A (en) 1993-03-25 1994-09-06 The Babcock & Wilcox Company Circulating fluidized bed reactor with internal primary particle separation and return
US5714662A (en) 1995-08-10 1998-02-03 Uop Process for producing light olefins from crude methanol
US5962762A (en) 1995-12-13 1999-10-05 Sun; Hsian-Ning Use of transition metal containing small pore molecular sieve catalysts in oxygenate conversion
US5714663A (en) 1996-02-23 1998-02-03 Exxon Research And Engineering Company Process for obtaining significant olefin yields from residua feedstocks
US6040264A (en) 1996-04-04 2000-03-21 Exxon Chemical Patents Inc. Use of alkaline earth metal containing small pore non-zeolitic molecular sieve catalysts in oxygenate conversion
KR20000016111A (ko) 1996-05-29 2000-03-25 엑손 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 탄화수소 전환 촉매 및 그의 용도
US5811621A (en) 1996-08-09 1998-09-22 Van Dijk; Christiaan P. Process for recovering ethylene from an olefin stream produced by a methanol to olefin reaction
FI101156B (fi) 1996-08-30 1998-04-30 Fortum Oil Oy Kiertomassareaktoriin perustuva menetelmä ja laite hiilivetyjen konver toimiseksi
US5723094A (en) 1996-10-29 1998-03-03 Arco Chemical Technology, L.P. Reactor for chemical reactions
US5952538A (en) 1996-12-31 1999-09-14 Exxon Chemical Patents Inc. Use of short contact time in oxygenate conversion
US5907076A (en) 1996-12-31 1999-05-25 Exxon Chemical Patents Inc. Process for selectively separating hydrogen, or both hydrogen and carbon monoxide from olefinic hydrocarbons
US5904880A (en) 1996-12-31 1999-05-18 Exxon Chemical Patents Inc. One step conversion of methanol to hydrogen and carbon dioxide
US5925800A (en) 1996-12-31 1999-07-20 Exxon Chemical Patents Inc. Conversion of oxygenates to hydrocarbons with monolith supported non-zeolitic molecular sieve catalysts
US5960643A (en) 1996-12-31 1999-10-05 Exxon Chemical Patents Inc. Production of ethylene using high temperature demethanization
US5925586A (en) 1996-12-31 1999-07-20 Exxon Chemical Patents, Inc. Phosphorus modified small pore molecular sieve catalysts, and their use in the production of light olefins
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
US5932512A (en) 1997-08-19 1999-08-03 Exxon Chemical Patents, Inc. Fluorination of synthesized molecular sieve catalysts for increased selectivity to ethylene during conversion of oxygenates to olefins
US5927063A (en) 1997-08-19 1999-07-27 Exxon Chemical Patents Inc. High efficiency reformed methanol gas turbine power plants
US5892079A (en) 1997-10-17 1999-04-06 Sri International Metallocene catalysts and associated methods of preparation and use
US5958222A (en) 1997-11-17 1999-09-28 Uop Llc Standpipe distributor for short time contact of hydrocarbon compounds with particles
US6005155A (en) 1997-12-03 1999-12-21 Exxon Chemicals Patents Inc. Modification of molecular sieve catalyst for reduced methane production during conversion of oxygenates to olefins
US6046373A (en) 1998-04-29 2000-04-04 Exxon Chemical Patents Inc. Catalytic conversion of oxygenates to olefins
US5944982A (en) 1998-10-05 1999-08-31 Uop Llc Method for high severity cracking
US6051745A (en) 1999-03-04 2000-04-18 Phillips Petroleum Company Silicoaluminophosphate material, a method of making such improved material and the use thereof in the conversion of oxygenated hydrocarbons to olefins
CN1078094C (zh) 1999-04-23 2002-01-23 中国石油化工集团公司 一种用于流化催化转化的提升管反应器
US6046371A (en) 1999-05-05 2000-04-04 Phillips Petroleum Company Silicoaluminophosphate material, a method of making such improved material and the use thereof in the conversion of oxygenated hydrocarbons to olefins
FI106242B (fi) 1999-05-20 2000-12-29 Einco Oy Kiertomassareaktori
AU2318801A (en) 1999-07-09 2001-01-30 E.I. Du Pont De Nemours And Company Vapor phase catalytic oxidation of propylene to acrylic acid
US6869521B2 (en) 2002-04-18 2005-03-22 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing
US6166282A (en) 1999-08-20 2000-12-26 Uop Llc Fast-fluidized bed reactor for MTO process

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0844021A2 (de) * 1996-11-22 1998-05-27 OMV Aktiengesellschaft Vorrichtung zum katalytischen Umsetzen von organischen Substanzen mit einem Fliessbettreaktor
WO2001085872A2 (en) * 2000-05-04 2001-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2636077C1 (ru) * 2013-12-03 2017-11-20 Далянь Инститьют Оф Кемикал Физикс, Чайниз Академи Оф Сайенсез Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира
RU2764907C2 (ru) * 2017-03-13 2022-01-24 Дау Глоубл Текнолоджиз Ллк Способ получения лёгких олефинов из различных сырьевых потоков
RU2764907C9 (ru) * 2017-03-13 2022-01-28 Дау Глоубл Текнолоджиз Ллк Способ получения лёгких олефинов из различных сырьевых потоков

Also Published As

Publication number Publication date
ATE395395T1 (de) 2008-05-15
US20040059171A1 (en) 2004-03-25
AU2003232464A1 (en) 2004-04-19
DE60321036D1 (de) 2008-06-26
WO2004029178A1 (en) 2004-04-08
EA200501080A1 (ru) 2005-12-29
ES2305562T3 (es) 2008-11-01
EP1565541B1 (en) 2008-05-14
US7122160B2 (en) 2006-10-17
EP1565541A1 (en) 2005-08-24

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA008696B1 (ru) Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой
ES2306712T3 (es) Procedimiento de conversion de compuestos oxigenados en olefinas mediante un reactor de multiples columnas ascendentes.
US8299314B2 (en) Method and system for regenerating catalyst from a plurality of hydrocarbon conversion apparatuses
EP1833946B1 (en) Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
EP1556461B1 (en) Multiple riser reactor with centralized catalyst return
AU2001259243A1 (en) Multiple riser reactor
US7396971B2 (en) Two stage hydrocarbon conversion reaction system
EA014261B1 (ru) Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц
US7829750B2 (en) Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content

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 AZ BY KZ KG MD TJ TM