EA009856B1 - Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов - Google Patents

Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов Download PDF

Info

Publication number
EA009856B1
EA009856B1 EA200500425A EA200500425A EA009856B1 EA 009856 B1 EA009856 B1 EA 009856B1 EA 200500425 A EA200500425 A EA 200500425A EA 200500425 A EA200500425 A EA 200500425A EA 009856 B1 EA009856 B1 EA 009856B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
catalyst
reactors
conversion
reactor
block
Prior art date
Application number
EA200500425A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200500425A1 (ru
Inventor
Джеймс Х. Бич
Майкл П. Николетти
Джеймс Р. Латтнер
Деннис Г. Алексион
Питер К. Пайк
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 EA200500425A1 publication Critical patent/EA200500425A1/ru
Publication of EA009856B1 publication Critical patent/EA009856B1/ru

Links

Classifications

    • 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
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/90—Regeneration or reactivation
    • 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
    • B01J38/00—Regeneration or reactivation of catalysts, in general
    • B01J38/04—Gas or vapour treating; Treating by using liquids vaporisable upon contacting spent catalyst
    • B01J38/06—Gas or vapour treating; Treating by using liquids vaporisable upon contacting spent catalyst using steam
    • 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
    • B01J8/38—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
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C10G11/182—Regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • C10G3/45—Catalytic treatment characterised by the catalyst used containing iron group metals or compounds thereof
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—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
    • C10G3/62—Catalyst regeneration
    • 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)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

В изобретении описаны способ и система интегрирования системы (614) восстановления каталитической активности отработанного катализатора с несколькими блоками (620А, 620В) реакторов конверсии углеводородов, предпочтительно состоящих из нескольких вертикальных реакторов. Система восстановления каталитической активности отработанного катализатора содержит регенератор (614), в котором, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор превращается в восстановленный катализатор. Катализатор из нескольких блоков реакторов конверсии углеводородов можно обрабатывать в одном десорбере и/или в одном регенераторе (600).

Description

Настоящее изобретение относится к способу и установке для конверсии углеводородов, и в частности для проведения реакций конверсии оксигенатов (кислородсодержащих углеводородов) в олефины. Изобретение относится, в частности, к способу конверсии оксигенатов на установке, состоящей из нескольких блоков реакторов, каждый из которых предпочтительно состоит из нескольких вертикальных реакторов, и интегрированной системы восстановления каталитической активности катализатора.
Предпосылки создания изобретения
Легкие олефины (этилен или пропилен) используют в настоящее время в качестве исходных материалов для получения различных химических продуктов.
Обычно олефины получают крекингом нефти. Из-за ограниченных запасов нефти и/или ее высокой стоимости стоимость получаемых из нефти олефинов в последнее время постоянно возрастает.
К другим (альтернативным) источникам сырья, из которого получают легкие олефины, относятся оксигенаты, такие как спирты, в частности метанол, диметиловый эфир и этанол. Спирты обычно получают ферментацией или из синтез-газа, полученного из природного газа, жидких нефтепродуктов, углеродсодержащих материалов, включая каменный уголь, вторично используемых пластмасс, бытовых отходов или из любых органических материалов. Из-за большого количества такого сырья получаемые из него спирты, их производные и другие оксигенаты представляют собой дешевые заменяющие нефть исходные материалы, пригодные для получения олефинов.
В качестве катализаторов, ускоряющих конверсию оксигенатов в олефины, обычно используют каталитические молекулярные сита. Поскольку наиболее распространенными продуктами реакции конверсии оксигенатов в олефины являются этилен и пропилен, основное внимание при разработке новых способов получения этилена и пропилена уделяется в настоящее время разработке катализаторов с наибольшей селективной способностью к этилену и/или пропилену и поиску новых решений, направленных на увеличение срока службы и избирательной способности катализаторов к этилену и/или пропилену.
При конверсии оксигенатов в олефины в реакторах, предназначенных для конверсии углеводородов (РКУ), в каталитическом молекулярном сите, используемом для ускорения процесса конверсии, образуются углеродистые отложения (кокс). Повышенное содержание в молекулярном сите таких отложений снижает способность катализатора к ускорению реакции конверсии. Для уменьшения количества углеродистых отложений (кокса) в каталитическом молекулярном сите и сохранения его каталитической активности при конверсии оксигенатов в олефины выполняют регенерацию, или восстановление, каталитической активности катализатора. В процессе регенерации каталитическую активность катализатора восстанавливают путем сжигания в кислороде и удаления из молекулярного сита, по меньшей мере, части образовавшихся в нем углеродистых отложений (кокса). Регенерированный (восстановленный) катализатор затем повторно используют в реакторах для ускорения конверсии оксигенатов в олефины.
Обычно конверсию оксигенатов в олефины и восстановление каталитической активности катализатора проводят в разных аппаратах. Закоксованный (отработанный) катализатор непрерывно отбирают из реактора, в котором происходит конверсия оксигенатов, и подают в регенератор и после восстановления катализатора его непрерывно возвращают обратно в реактор.
Обычно для увеличения объема получаемого продукта или для получения различных продуктов приходится использовать многоблочные сложные независимые системы реакторов с многочисленными отдельными регенераторами. Каждый реактор в таких многоблочных сложных системах имеет свою собственную систему регенерации и/или очистки катализатора. Очевидно, что большое количество систем регенерации и/или очистки катализатора заметно увеличивает стоимость всей установки и стоимость получаемых на ней олефинов.
Поэтому для снижения затрат, связанных с получением олефинов на установках с большим количеством сложных независимых блоков или систем реакторов, необходимо уменьшить количество используемых на таких установках для восстановления каталитической активности катализатора регенераторов и/или десорберов.
Краткое изложение сущности изобретения
В настоящем изобретении предлагаются способ и установка с несколькими блоками реакторов, предназначенных для каталитической конверсии углеводородов в один или несколько продуктов, с использованием уменьшенного количества регенераторов и/или десорберов, предназначенных для восстановления каталитической активности отработанного катализатора. Уменьшение количества регенераторов и/или десорберов позволяет существенно снизить затраты, связанные с изготовлением и эксплуатацией такой установки, состоящей из большого количества реакторов.
В одном из вариантов осуществления изобретения в нем предлагается установка, состоящая из нескольких химических аппаратов для конверсии углеводородов, т.е. реакторов или блоков реакторов (РКУ), и регенератора, предназначенного для конверсии, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность (отработанного) катализатора в восстановленный катализатор. Предлагаемая в изобретении установка содержит первый трубопровод, по которому, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор подают из блока реакторов конверсии углеводородов в регенератор, и второй трубопровод, по которому восстановленный в регенераторе катализатор
- 1 009856 подают обратно в реакторы конверсии углеводородов. На первом трубопроводе можно установить первый десорбер, предназначенный для обработки и очистки, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность катализатора первым абсорбентом. На первом трубопроводе можно также установить второй десорбер, предназначенный для обработки и очистки, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность катализатора вторым абсорбирующим кокс абсорбентом. В первом и втором десорберах для обработки отработанного катализатора можно использовать один и тот же или разные абсорбирующие кокс абсорбенты. В идеальном случае в первом и втором десорберах обрабатывают, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор из разных блоков РКУ. В предпочтительном варианте каждый блок РКУ состоит из нескольких вертикальных реакторов.
В другом варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка, содержащая первый блок реакторов, состоящий из нескольких первых вертикальных реакторов, и второй блок реакторов, состоящий из нескольких вторых вертикальных реакторов, при этом каждый из блоков реакторов имеет первый конец, через который в него подают катализатор, и второй конец, через который из него отбирают отработанный катализатор. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка содержит также регенератор катализатора со входом и выходом и трубопровод с несколькими первыми концами, которые соединены со вторыми концами первого и второго блоков реакторов, и вторым концом, который соединен со входом регенератора. Установка имеет также обратный трубопровод, первый конец которого соединен с выходом регенератора, а через его второй конец первую часть восстановленного катализатора возвращают обратно в первый блок реакторов и через третий его конец вторую часть восстановленного катализатора возвращают обратно во второй блок реакторов.
В другом варианте осуществления изобретения в нем предлагается способ получения олефинов в системе реакторов, предназначенных для конверсии метанола в олефины. При получении олефинов этим способом первый оксигенат конвертируют первым катализатором в первом блоке реакторов в условиях, при которых при получении, по меньшей мере, из части первого оксигената первого олефина в результате, по меньшей мере, частичной потери каталитической активности первый катализатор превращается в отработанный первый катализатор. Одновременно с этим второй оксигенат конвертируют в присутствии второго катализатора во втором блоке реакторов в условиях, при которых, по меньшей мере, часть второго оксигената конвертируется во второй олефин, и в результате, по меньшей мере, частичной потери каталитической активности второй катализатор превращается в отработанный второй катализатор. Отработанные первый и второй катализаторы подают в регенератор, в котором получают восстановленные катализаторы. Первую часть восстановленных катализаторов возвращают обратно в первый блок реакторов, а вторую их часть возвращают обратно во второй блок реакторов. Потерявший свою каталитическую активность первый катализатор можно обрабатывать в первом регенераторе первым абсорбентом в условиях, при которых из первого потерявшего свою каталитическую активность катализатора удаляют образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения. Кроме того, потерявший свою каталитическую активность второй катализатор можно обрабатывать во втором регенераторе вторым абсорбентом в условиях, при которых из второго потерявшего свою каталитическую активность катализатора удаляют образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения. В другом варианте второй потерявший свою каталитическую активность катализатор можно обрабатывать в первом регенераторе первым абсорбирующим (кокс) абсорбентом в условиях, при которых из второго потерявшего свою каталитическую активность катализатора удаляют образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения.
Еще в одном варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка для конверсии углеводородов, содержащая первый и второй блоки вертикальных реакторов, каждый из которых имеет первый конец, через который в реактор подают катализатор, и второй конец, через который из реактора отбирают отработанный катализатор. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка для конверсии углеводородов имеет первый и второй сборники катализатора, в которых находится катализатор, который, соответственно, подают в вертикальные реакторы первого и второго блоков. Кроме того, предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка имеет первую и вторую зоны сепарации, в которые из вторых концов вертикальных реакторов первого и второго блоков попадают катализатор и продукты реакции конверсии, протекающей в вертикальных реакторах. В зонах сепарации катализатор отделяют от продуктов реакций, протекающих в реакторах первого и второго блоков. Подобная установка имеет также первый и второй обратные трубопроводы, соединенные с первой и второй зонами сепарации и первым и вторым сборниками, соответственно, первого и второго катализатора. Установка имеет также регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, первый и второй трубопроводы для отбора катализатора, каждый из которых имеет первый конец, через который в трубопровод из вертикальных реакторов первого и второго блоков подают отработанный катализатор, и второй конец, через который отработанный катализатор подают в регенератор. Установка имеет также первый и второй обратные трубопроводы, каждый из которых имеет первый конец, через который в трубопровод из регенератора подают восстановленный в нем катализатор, и второй конец, через который восстановленный катализатор подают из трубопровода в вертикальные реакторы, соответственно, первого и второго блоков.
- 2 009856
В настоящем изобретении предлагается также система восстановления каталитической активности катализатора, содержащая зону регенерации, в которой, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор обрабатывают восстанавливающим агентом в условиях, при которых происходит восстановление каталитической активности катализатора, несколько входов, через которые в зону регенерации из нескольких блоков реакторов подают, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор, и несколько выходов, через которые восстановленный в зоне регенерации катализатор возвращают обратно в блоки реакторов. По меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор можно обрабатывать в зоне или зонах очистки абсорбентом в условиях, при которых из отработанного катализатора удаляют образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения.
В одном из вариантов осуществления изобретения в нем предлагается способ восстановления каталитической активности катализатора, заключающийся в том, что, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор отбирают из нескольких блоков вертикальных реакторов и нагревают в условиях, при которых из отработанного катализатора получают восстановленный катализатор, который подают обратно в несколько блоков вертикальных реакторов.
Еще в одном варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка для конверсии углеводородов, содержащая несколько блоков реакторов, каждый из которых состоит из нескольких вертикальных реакторов, и по меньшей мере один регенератор, соединенный с блоками реакторов. В предлагаемой в изобретении установке количество блоков реакторов превышает количество регенераторов. Установка может также иметь по меньшей мере один десорбер, соединенный с блоками реакторов, количество которых превышает количество имеющихся на установке десорберов.
Краткое описание чертежей
Ниже изобретение более подробно рассмотрено со ссылкой на прилагаемые чертежи, на которых показано:
на фиг. 1 - схема частично изображенной в разрезе предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов, на фиг. 2 - схема частично изображенной в разрезе предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов, выполненной по второму варианту, на фиг. 3 - схема частично изображенной в разрезе предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов, выполненной по третьему варианту, на фиг. 4 - схема частично изображенной в разрезе предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов, выполненной в соответствии еще с одним вариантом, на фиг. 5 - поперечные сечения блока вертикальных реакторов с каналами для возврата катализатора, на фиг. 6 - схема предлагаемой в изобретении установки с двумя блоками реакторов и интегрированной системой регенерации катализатора и на фиг. 7 - схема предлагаемой в изобретении установки с двумя блоками реакторов и интегрированной системой регенерации катализатора, в состав которой входит предназначенный для обработки и очистки катализатора десорбер.
Предпочтительные варианты осуществления изобретения
В настоящем изобретении предлагаются способ и многореакторная установка для каталитической конверсии углеводородов в один или несколько продуктов в нескольких объединенных в блоки реакторах с относительно небольшим количеством имеющихся в ней регенераторов и/или десорберов, предназначенных для обработки и восстановления каталитической активности отработанного катализатора. Уменьшение количества имеющихся на установке регенераторов и/или десорберов позволяет существенно снизить затраты на изготовление и эксплуатацию такой многореакторной установки.
При каталитической конверсии углеводородов в различные продукты, в частности при каталитической конверсии оксигенатов в легкие олефины (КОВО), в катализаторе, используемом для ускорения реакции конверсии, образуются углеродсодержащие отложения. По мере роста таких отложений каталитическая активность катализатора постепенно падает. Так, например, при КОВО слишком закоксованный катализатор просто перестает выполнять свои функции и не способствует конверсии исходных оксигенатов в легкие олефины. Иными словами, в некоторый момент катализатор, по меньшей мере, частично теряет свою каталитическую активность. Катализатор, который не способен более катализировать конверсию углеводородов в необходимые продукты, считается полностью отработанным или полностью потерявшим свою каталитическую активность.
При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом катализатор отбирают из блоков реакторов конверсии углеводородов (РКУ) и подают по меньшей мере в один регенератор. В предпочтительном варианте осуществления изобретения по меньшей мере один РКУ представляет собой реактор, в котором происходит конверсия метанола в олефин (КМО). Отбираемый из реактора отработанный катализатор полностью или частично восстанавливают по меньшей мере в одном регенераторе. При восстановлении каталитической активности катализатора из него, по меньшей мере, частично удаляют углеродистые отложения, образующиеся в процессе конверсии углеводородов. Из реакторов конверсии углеводородов целесообразно отбирать, по меньшей мере, частично потерявший свою каталити
- 3 009856 ческую активность катализатор. Остающийся в реакторах невосстанавливаемый катализатор непрерывно циркулирует по замкнутому контуру реакторов, о чем подробнее сказано ниже. Восстановленный в регенераторе катализатор после охлаждения или без охлаждения снова возвращают в реакторы. Количество восстанавливаемого в регенераторе катализатора для каждого РКУ составляет от 0,1 до 99% от общего расхода катализатора на выходе из реактора. В предпочтительном варианте осуществления изобретения доля восстанавливаемого в регенераторе катализатора для каждого РКУ составляет от 0,2 до 50%, а в наиболее предпочтительном варианте от 0,5 до 5% от общего расхода катализатора на выходе из реактора.
По меньшей мере, частично потерявший в реакторах конверсии углеводородов свою каталитическую активность (отработанный) катализатор можно обрабатывать в одном или нескольких десорберах одним или несколькими абсорбентами в условиях, при которых, по меньшей мере, из частично отработанного и потерявшего свою каталитическую активность катализатора удаляются адсорбированные им углеводороды.
Как уже было отмечено выше, в настоящем изобретении предлагается установка для конверсии углеводородов с несколькими блоками реакторов и встроенной системой регенерации и восстановления каталитической активности катализатора. В предлагаемой в изобретении установке для конверсии углеводородов можно использовать обычные РКУ и/или блоки вертикальных реакторов, подробно описанные ниже и показанные на фиг. 1-5. Количество РКУ, соединенных с интегрированной с ними системой регенерации катализатора, зависит от многих факторов. Так, например, на установке с реакторами, предназначенными для конверсии углеводородов в определенные олефины, для восстановления каталитической активности катализатора можно использовать одну систему регенерации катализатора, соединенную со всеми реакторами. Использование на установке не одного, а нескольких реакторов позволяет увеличить количество получаемого продукта. Кроме того, снижение количества регенераторов позволяет уменьшить стоимость всего процесса конверсии углеводородов. Изобретение позволяет также уменьшить количество регенераторов на установках, на которых в разных реакторах с помощью одного и того же или очень схожих катализаторов в результате конверсии получают разные продукты.
В одном из вариантов в изобретении предлагается установка для конверсии углеводородов с несколькими РКУ и одним регенератором, в котором восстанавливают, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка имеет первый трубопровод, по которому, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор из блока реакторов подают в регенератор, и второй трубопровод, по которому восстановленный катализатор подают из регенератора обратно в реакторы. На первом трубопроводе можно установить первый десорбер, предназначенный для обработки и очистки, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность катализатора первым десорбирующим агентом. На первом трубопроводе можно также установить второй десорбер, предназначенный для обработки и очистки, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность катализатора вторым десорбирующим агентом. Первый и второй десорбирующие агенты могут быть одинаковыми или различными. В идеальном случае первый и второй десорберы используют для обработки и очистки катализаторов, по меньшей мере, частично потерявших свою каталитическую активность в разных блоках реакторов. В предпочтительном варианте осуществления изобретения один или несколько блоков реакторов состоят из нескольких вертикальных реакторов.
В другом варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка для конверсии углеводородов с первым блоком реакторов, состоящим из первой группы вертикальных реакторов, и вторым блоком реакторов, состоящим из второй группы вертикальных реакторов, в которой первый и второй блоки реакторов имеют первый конец, через который в блок реакторов подают катализатор, и второй конец, через который из блока реакторов отбирают катализатор. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка для конверсии углеводородов содержит также регенератор катализатора со входом и выходом и трубопровод, первые концы которого соединены со вторыми концами первого и второго блоков реакторов, а второй конец соединен со входом регенератора. Установка имеет также обратный трубопровод, первый конец которого соединен с выходом регенератора, второй конец соединен с первым блоком реакторов, в который по обратному трубопроводу подают первую часть восстановленного в регенераторе катализатора, а третий конец соединен со вторым блоком реакторов, в который по обратному трубопроводу подают вторую часть восстановленного в регенераторе катализатора.
Соотношение между количеством катализатора, который состоит из молекулярного сита и других материалов, в частности связующих, наполнителей и т.д., и который отбирают из РКУ, в частности одного реактора или блока реакторов, и после восстановления снова возвращают в РКУ, и суммарным расходом оксигенатов, конвертируемых в РКУ предлагаемым в изобретении способом, составляет от 0,1 до 10, предпочтительно от 0,2 до 5, наиболее предпочтительно от 0,3 до 3. Приведенные выше цифры не учитывают содержание в отбираемом из реактора катализаторе не обладающих химической активностью твердых частиц и относятся только к самому катализатору со структурой молекулярного сита. Общее количество твердых частиц, т.е. частиц катализатора и не обладающих химической активностью твердых частиц, которые отбирают из РКУ, обрабатывают в регенераторе и снова возвращают в реактор, может меняться в широких пределах в прямой зависимости от содержания в них различных твердых частиц, не
- 4 009856 обладающих химической активностью.
Восстановление каталитической активности катализатора в одном или нескольких регенераторах целесообразно проводить в присутствии газа, содержащего кислород или другие окислители. В качестве примера других окислителей можно назвать, но не ограничиваясь только ими, О2, О3, 8О3, Ν2Ο, N0, ΝΟ2, Ν2Ο5 и их смеси. В качестве регенеративного газа предпочтительно использовать воздух или воздух, разбавленный азотом или СО2. Во избежание перегрева или образования в регенераторе горячих точек концентрацию кислорода в воздухе можно непрерывно регулировать, поддерживая ее на сравнительно небольшом уровне. Для регенерации катализатора можно также использовать различные восстановительные газы, такие как водород или смеси водорода с моноксидом углерода.
Восстанавливать катализатор в регенераторе можно в различных режимах - в периодическом, непрерывном, полунепрерывном или смешанном режиме. Наиболее оптимальным режимом восстановления каталитической активности катализатора является непрерывный. В процессе обработки в регенераторе содержание кокса в катализаторе снижается до 0,01-15 мас.%, более предпочтительно до 0,01-5 мас.%, в пересчете на массу всего катализатора.
При восстановлении каталитической активности катализатора температура в регенераторе должна составлять от 250 до 750°С, предпочтительно от 500 до 700°С. Поскольку температура восстановления каталитической активности катализатора значительно, в частности на 93-150°С, превышает температуру конверсии оксигената, до подачи обратно в реактор, по меньшей мере, часть восстановленного катализатора необходимо охлаждать до более низкой температуры. Для охлаждения восстановленного катализатора можно использовать один или несколько внешних охладителей, расположенных между регенератором и реакторами. Предпочтительно, чтобы температура охлажденного катализатора была, минимум, на 65°С выше температуры катализатора на выходе из реактора. Охлажденный катализатор подают обратно в реактор, или снова на вход в регенератор, или и в реактор, и в регенератор. Восстановленный в регенераторе катализатор можно подавать обратно в любую точку реактора. Так, в частности, восстановленный катализатор можно во избежание его контакта с исходным материалом подавать в заполненную катализатором зону реактора, или в зону сепарации, в которой катализатор вступает в контакт с продуктами конверсии, или одновременно и в ту, и в другую зоны реактора.
Восстановление каталитической активности катализатора целесообразно проводить после его обработки в десорбере или камере очистки и очистки его от большинства легко удаляемых органических материалов (органических соединений), в частности углеводородов. Очистка катализатора от легко удаляемых из него углеводородов осуществляется пропусканием при повышенной температуре через отработанный катализатор десорбирующего углеводороды агента, в частности десорбирующего углеводороды газа. В качестве такого газа можно использовать водяной пар, азот, гелий, аргон, метан, СО2, СО, водород и их смеси. Предпочтительно для этой цели использовать водяной пар. При обработке катализатора в десорберах среднечасовая скорость подачи десорбирующего газа (СЧСПГ, рассчитываемая как объемный расход газа, отнесенный к объему катализатора и кокса) обычно составляет от 0,1 до 20000 ч-1. Обработку потерявшего, по меньшей мере, частично свою каталитическую активность катализатора в десорберах проводят при температуре от 250 до 750°С, предпочтительно от 400 до 600°С.
В другом варианте осуществления изобретения в нем предлагается способ получения олефинов в реакторах, предназначенных для конверсии метанола в олефин (КМО). При получении олефинов этим способом первый оксигенат обрабатывают в первом блоке реакторов первым катализатором в условиях, при которых, по меньшей мере, часть первого оксигената конвертируется в первый олефин, и в результате, по меньшей мере, частичной потери каталитической активности первый катализатор превращается в отработанный первый катализатор. Одновременно с этим второй оксигенат обрабатывают во втором блоке реакторов вторым катализатором в условиях, при которых, по меньшей мере, часть второго оксигената конвертируется во второй олефин, и в результате, по меньшей мере, частичной потери каталитической активности второй катализатор превращается в отработанный второй катализатор. Отработанные первый и второй катализаторы подают в регенератор, в котором из них получают восстановленные катализаторы. Первую часть восстановленных катализаторов подают в первый блок реакторов, а вторую часть - во второй блок реакторов. Потерявший свою каталитическую активность (отработанный) первый катализатор можно обрабатывать первым десорбирующим агентом в первом десорбере в условиях, при которых из первого отработанного катализатора удаляются образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения. Точно так же и потерявший свою каталитическую активность (отработанный) второй катализатор можно обрабатывать вторым десорбирующим агентом во втором десорбере в условиях, при которых из второго отработанного катализатора удаляются образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения. В другом варианте второй, потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор можно обрабатывать первым десорбирующим агентом в первом десорбере в условиях, при которых из второго катализатора удаляют образовавшиеся в нем отложения углеводородов.
Еще в одном варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка для конверсии углеводородов, содержащая первый и второй блоки вертикальных реакторов, каждый из которых имеет первый конец, через который в реактор подают катализатор, и второй конец, через который катализатор отбирают из реактора. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка имеет пер
- 5 009856 вый и второй сборники катализатора, в которых находится катализатор, подаваемый в вертикальные реакторы, соответственно, первого и второго блоков. Установка имеет также расположенные за вторыми концами вертикальных реакторов первого и второго блоков первую и вторую зоны сепарации, в которых катализатор отделяют от продукта реакции или продуктов реакции, протекающих в вертикальных реакторах первого и второго блоков. Первая и вторая зоны сепарации соединены, соответственно, с первым и вторым сборниками катализатора первым и вторым обратными трубопроводами. Такая установка содержит также регенератор, предназначенный для восстановления каталитической активности отработанного катализатора, и первый и второй отводящие трубопроводы, каждый из которых имеет первый конец, через который в трубопровод из вертикальных реакторов, соответственно, первого и второго блоков попадает отработанный катализатор, и второй конец, через который отработанный катализатор из трубопровода попадает в регенератор. Установка имеет также первый и второй обратные трубопроводы, каждый из которых имеет первый конец, через который восстановленный в регенераторе катализатор попадает в обратный трубопровод, и второй конец, через который восстановленный катализатор из обратного трубопровода попадает в вертикальные реакторы, соответственно, первого и второго блоков.
В настоящем изобретении предлагается также система восстановления каталитической активности (регенерации) катализатора, содержащая зону регенерации, в которой, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор обрабатывают восстанавливающим агентом в условиях, при которых происходит восстановление каталитической активности катализатора, несколько входов, через которые в зону регенерации из нескольких блоков реакторов попадает потерявший в них, по меньшей мере, частично свою каталитическую активность катализатор, и несколько выходов, через которые из зоны регенерации отбирают восстановленный катализатор и подают его в блоки реакторов. По меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор можно обрабатывать в зоне или зонах очистки десорбирующим агентом в условиях, при которых из отработанного катализатора удаляют образовавшиеся в нем отложения углеводородов.
В одном из вариантов осуществления изобретения в нем предлагается способ восстановления каталитической активности (регенерации) катализатора, заключающийся в том, что, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор отбирают из нескольких блоков вертикальных реакторов и нагревают в условиях, при которых из отработанного катализатора получают восстановленный катализатор, который подают обратно в несколько блоков вертикальных реакторов.
Еще в одном варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка для конверсии углеводородов, содержащая несколько блоков реакторов, каждый из которых состоит из нескольких вертикальных реакторов, и по меньшей мере один соединенный с блоками реакторов регенератор катализатора. В предлагаемой в изобретении установке количество блоков реакторов больше количества регенераторов. Подобная установка может содержать по меньшей мере один десорбер, соединенный с блоками реакторов, количество которых превышает количество десорберов на установке. Кроме того, установка может содержать по меньшей мере один охладитель катализатора, соединенный с блоками реакторов, количество которых превышает количество охладителей.
В другом варианте осуществления изобретения в нем предлагается установка с несколькими соединенными с одной системой регенерации катализатора РКУ, в которых в результате конверсии из углеводородов получают различные продукты. Предлагаемая в этом варианте осуществления изобретения установка может оказаться особенно эффективной в тех случаях, когда в различных РКУ для проведения разных реакций конверсии углеводородов используют один и тот же катализатор или схожие катализаторы. В одном из наиболее предпочтительных вариантов осуществления изобретения в нем предлагается установка, в которой в качестве реакторов для конверсии углеводородов (РКУ) используют реакторы, предназначенные для конверсии метанола в олефин (КМО). В первом реакторе КМО можно получать продукт (олефин) с первым отношением этилена к пропилену. Продукт, получаемый в первом реакторе КМО, по отношению этилена к пропилену может отличаться от получаемого во втором реакторе КМО продукта с другим отношением этилена к пропилену. При этом в первом реакторе КМО можно получать, по существу, этилен, а во втором реакторе КМО - по существу, пропилен, восстанавливая свойства катализаторов, используемых в обоих реакторах, в общей системе регенерации.
Как уже было отмечено выше, количество РКУ, соединенных с одной системой регенерации, может быть разным. Так, например, предлагаемая в изобретении установка для конверсии углеводородов может состоять из двух, трех, четырех, пяти, шести, семи, восьми, девяти, десяти или более РКУ, соединенных с меньшим количеством систем регенерации катализатора. Предпочтительно для восстановления каталитической активности катализатора из нескольких реакторов РКУ использовать одну систему регенерации.
Под системой регенерации катализатора в данном случае понимается один или несколько блоков регенераторов, один или несколько десорберов и/или один или несколько охладителей, предназначенных для охлаждения катализатора до подачи его обратно в реакторы РКУ. В состав системы регенерации катализатора могут входить также различные магистрали или трубопроводы, соединяющие перечисленные выше блоки, т.е. реакторы РКУ, десорбер(-ы), регенератор(-ы) катализатора и/или охладитель(-и).
На фиг. 6 показана схема выполненной по одному из вариантов интегрированной системы 600 ре
- 6 009856 генерации катализатора. Интегрированная система 600 регенерации катализатора соединена с несколькими блоками 602А, 602В реакторов РКУ. Предлагаемую в изобретении систему 600 регенерации катализатора можно, как очевидно, использовать не только с двумя показанными на фиг. 6 реакторами РКУ, но и аналогично другим описанным выше вариантам с большим количеством реакторов РКУ. Показанные на фиг. 6 блоки 602А, 602В реакторов РКУ имеют одинаковую или схожую конструкцию. В принципе, предлагаемую в изобретении систему регенерации катализатора можно использовать для работы с разными по конструкции блоками реакторов РКУ. В варианте, показанном на фиг. 6, каждый блок 602А, 602В реакторов состоит из нескольких вертикальных реакторов. Исходное сырье подают в нижнюю часть каждого блока 602А, 602В реакторов по трубопроводам 630А, 630В. В реакторе РКУ исходное сырье вступает во взаимодействие с катализатором в условиях, при которых, по меньшей мере, часть исходного сырья конвертируется в соответствующий продукт. Полученный в РКУ продукт конверсии отбирают из расположенной в верхней части блока реакторов зоны сепарации по трубопроводу 634. По трубопроводу 634 продукты конверсии из каждого блока РКУ подают в не показанный на схеме блок извлечения полученных в реакторах продуктов.
Предлагаемая в изобретении система 600 регенерации катализатора работает следующим образом. В зонах сепарации блоков реакторов РКУ происходит, по меньшей мере, частичное отделение катализатора от получаемого в реакторах продукта конверсии углеводородов. После сепарации, по меньшей мере, часть отработанного в реакторах катализатора отбирают из блока РКУ. Отбираемый из реакторов катализатор состоит из частично или полностью потерявшего свою каталитическую активность катализатора и/или активного катализатора, т.е. катализатора, по существу, не содержащего образующихся в процессе конверсии углеродистых отложений.
Как показано на фиг. 6, по меньшей мере, часть отбираемого из блоков 602А, 602В реакторов РКУ катализатора попадает в трубопроводы 604А, 604В.
На трубопроводах 604А, 604В можно установить один или несколько регуляторов 606А, 606В расхода. В качестве регуляторов 606А, 606В расхода можно использовать любое обычное устройство, предназначенное для регулирования расхода катализатора, отбираемого из реакторов по соответствующему трубопроводу. В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров таких устройств, предназначенных для регулирования расхода катализатора, можно назвать шаровые клапаны, задвижки и золотниковые клапаны. Предлагаемая в предпочтительном варианте осуществления изобретения система регенерации катализатора содержит один или несколько десорберов или блоков 608А, 608В десорбции. В варианте, показанном на фиг. 6, каждый блок реакторов РКУ имеет свой собственный десорбер 608А, 608В.
В предлагаемой в этом варианте осуществления изобретения системе регенерации катализатора отработанный в реакторах катализатор из блоков 602А, 602В ректоров подают в десорберы 608А, 608В. В каждом десорбере, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор обрабатывают подаваемым в десорберы по трубопроводам 632А, 632В десорбирующим агентом в условиях, при которых из катализатора удаляют, по меньшей мере, частично органические соединения, в частности образовавшиеся в нем в процессе конверсии отложения углеводородов. Очищенный катализатор отбирают из десорберов по трубопроводам 610А и 610В, на которых можно установить один или несколько регуляторов 612А, 612В расхода. Отходящие из десорберов газы, содержащие десорбирующий газ, легкие углеводороды и продукт конверсии, выводят из верхней части десорберов 608А, 608В по трубопроводам 636А, 636В, которые соединены с трубопроводом 634, по которому из блоков реакторов отбирают полученные в них продукты конверсии. В другом (не показанном на схеме) варианте отбираемые из десорберов отходящие газы по трубопроводам 636А, 636В подают обратно в зоны сепарации блоков 602А, 602В реакторов РКУ, в которых происходит отделение остающегося в отходящих газах катализатора от продуктов конверсии.
Обработанный в десорберах катализатор по трубопроводам 610А, 610В подают в единственный регенератор 614. В принципе, трубопроводы 610А и 610В можно объединить в один (не показанный на схеме) трубопровод для подачи в регенератор 614 всего катализатора из блоков 602А и 602В реакторов РКУ. Очевидно, что объем и размеры регенератора 614, предназначенного для восстановления каталитической активности катализатора из нескольких блоков РКУ, должны быть больше размеров обычного регенератора. Восстанавливающий каталитическую активность катализатора предпочтительно сжатый газ, в частности сжатый воздух, подают в регенератор 614 по трубопроводам 628. В результате взаимодействия сжатого воздуха с обработанным в десорберах катализатором в регенераторе получают, по меньшей мере, частично восстановленный очищенный от отложений катализатор. Образующиеся в регенераторе побочные продукты, в частности Ν2, СО2 и СО, выводят из регенератора 614 по отводящему трубопроводу 638. Восстановленный в регенераторе катализатор отбирают из регенератора 614 по трубопроводу 616, на котором можно установить соответствующий регулятор 618 расхода. В точке 620 восстановленный в регенераторе катализатор делится на несколько потоков и подается в один или несколько охладителей 640А, 640В катализатора (на схеме показано два охладителя), в которых он взаимодействует с охладителем, например водой или водяным паром, в условиях, при которых восстановленный катализатор эффективно охлаждается. В другом, не показанном на схеме варианте регенератор 614 имеет несколько отводящих трубопроводов 616, каждый из которых соединен с соответствующим охладителем
- 7 009856 катализатора. На каждом таком трубопроводе предпочтительно установить регулятор 624А, 624В расхода, позволяющий регулировать расход катализатора, подаваемого из регенератора в соответствующий охладитель 640А, 640В. Первую часть охлажденного восстановленного катализатора из охладителей 640А, 640В по трубопроводам 642А, 642В подают обратно в регенератор 614 для дальнейшего восстановления его каталитической активности. Вторую часть охлажденного катализатора по трубопроводам 622А, 622В подают из охладителей обратно на вход 626А, 626В соответствующего блока 602А, 602В реакторов РКУ. На трубопроводах 622А и 622В предпочтительно установить регуляторы 644А, 644В расхода катализатора.
На фиг. 7 показана схема выполненной по другому варианту предлагаемой в настоящем изобретении установки для конверсии углеводородов с блоками реакторов РКУ, соединенных с одним десорбером 702 и одним охладителем 716 катализатора. В этом варианте, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность (отработанный) катализатор отбирают из блоков 602А и 602В реакторов РКУ по трубопроводам 704А и 704В. На каждом трубопроводе можно установить регулятор 706А, 706В расхода катализатора. Отбираемый из блоков реакторов по трубопроводам 704А и 704В, по меньшей мере, частично отработанный катализатор подают в один и тот же десорбер 702. В варианте, показанном на фиг. 7, по меньшей мере, отработанный катализатор из реакторов РКУ подают в десорбер 702 по разным трубопроводам. В другом, не показанном на схеме варианте трубопроводы 704А и 704В объединены в один трубопровод, по которому весь поток катализатора из реакторов РКУ подают в десорбер 702. В десорбере 702 катализатор обрабатывают подаваемым в десорбер по трубопроводу 712 десорбирующим агентом в условиях, при которых из катализатора удаляют образовавшиеся в нем в процессе конверсии отложения углеводородов. Отходящий из десорбера газ, в котором содержатся десорбирующий углеводороды агент, легкие углеводороды и продукты конверсии, отбирают из верхней части десорбера 702 и не обязательно смешивают в трубопроводе 634 с потоком отбираемого из реакторов продукта конверсии. В другом (не показанном на схеме) варианте отбираемые из десорберов отходящие газы по трубопроводу 714 подают обратно в зоны сепарации блоков 602А, 602В реакторов РКУ, в которых происходит отделение остающегося в отходящих газах катализатора от продуктов конверсии.
Как показано далее на фиг. 7, обработанный в десорбере 702 очищенный катализатор по трубопроводу 708, на котором можно установить регулятор 710 расхода, подают в регенератор 614. В этом регенераторе обработанный в десорбере катализатор контактирует с восстанавливающим его каталитическую активность (регенерирующим) агентом, который подают в регенератор 614 по трубопроводу 628, в условиях, при которых получают, по меньшей мере, частично восстановленный очищенный от отложений катализатор. Восстановленный в регенераторе катализатор отбирают из регенератора 614 по трубопроводу 616, на котором можно установить соответствующий регулятор 618 расхода, и подают в охладитель 716 катализатора. Одновременно в охладитель подают соответствующий хладагент, который охлаждает катализатор. Первую часть охлажденного регенерированного катализатора из охладителя по трубопроводу 718 подают обратно в регенератор 614 для дальнейшего восстановления его каталитической активности. Вторую и третью части охлажденного катализатора по трубопроводам 622А, 622В, на которых целесообразно установить регуляторы 644А, 644В расхода катализатора, подают из охладителей обратно на вход 626А, 626В соответствующего блока 602А, 602В реакторов РКУ.
Выполнение предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов по схеме, показанной на фиг. 7, позволяет дополнительно уменьшить затраты, связанные с ее созданием, за счет того, что в ней для обработки катализатора из всех блоков реакторов РКУ используется только один десорбер. Аналогично регенератору 614 используемый в этой установке десорбер 702, рассчитанный на обработку сравнительно большого объема катализатора, возможно должен иметь большие размеры по сравнению с обычными десорберами. Кроме того, снижение затрат, связанных с созданием установки, схема которой показана на фиг. 7, обусловлено также тем, что в ней для охлаждения восстановленного в регенераторе катализатора используется только один охладитель. При этом очевидно, что аналогично регенератору 614 используемый в этой установке охладитель 716, рассчитанный на охлаждение сравнительно большого объема катализатора, возможно должен иметь большие размеры по сравнению с обычными охладителями, используемыми на установках с одним реактором. Очевидно, что такой вариант выполнения предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов не исключает возможности создания установки с несколькими охладителями, предназначенными для охлаждения каждого потока восстановленного катализатора до его подачи обратно в соответствующий блок реакторов РКУ.
В вариантах, показанных на фиг. 6 и 7, катализатор отбирают из регенератора 614 по одному трубопроводу 616. В другом (не показанном на схемах) варианте восстановленный катализатор отбирают из регенератора по нескольким трубопроводам, соединенным с соответствующими охладителями и/или блоками реакторов РКУ. Очевидно, однако, что такой вариант является менее предпочтительным, чем показанный на фиг. 7 вариант с одним трубопроводом, по которому восстановленный катализатор отбирают из регенератора, и одним охладителем катализатора, из которого восстановленный и охлажденный катализатор подают в несколько блоков реакторов РКУ.
В этой связи необходимо, однако, отметить, что настоящее изобретение не ограничено описанным выше вариантом выполнения предлагаемой в нем установки для конверсии углеводородов с восстанов
- 8 009856 лением отработанного в нескольких блоках реакторов РКУ катализатора только в одном десорбере и/или в одном регенераторе и/или его охлаждения только в одном охладителе и не исключает возможности создания обладающей определенными достоинствами установки, в которой для восстановления каталитической активности и охлаждения катализатора из нескольких блоков РКУ используют несколько десорберов и несколько регенераторов и/или охладителей. Так, например, в одном из вариантов осуществления изобретения для восстановления каталитической активности катализатора, отработанного в нескольких блокам реакторов РКУ, предлагается использовать несколько соединенных с реакторами регенераторов в количестве, меньшем количества имеющихся на установке блоков реакторов РКУ. Аналогичным образом предлагаемая в изобретении установка для конверсии углеводородов может иметь несколько предназначенных для обработки катализатора из нескольких блоков реакторов РКУ десорберов в количестве, меньшем количества имеющихся на установке блоков реакторов РКУ. В дополнение к этому или в другом варианте для охлаждения восстановленного катализатора можно использовать несколько охладителей в количестве, меньшем количества имеющихся на установке блоков реакторов РКУ.
Конверсию исходного материала, в частности содержащего один или несколько оксигенатов, в присутствии каталитической композиции с молекулярным ситом проводят предлагаемым в изобретении способом в нескольких блоках реакторов РКУ либо в неподвижном слое катализатора, либо в псевдоожиженном слое (в том числе и в турбулентном псевдоожиженном слое), предпочтительно в непрерывном режиме в псевдоожиженном слое, наиболее предпочтительно в непрерывном режиме в высокоскоростном псевдоожиженном слое катализатора. При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом используют несколько блоков реакторов РКУ, в которых протекает одна или несколько одинаковых или разных реакций конверсии.
Ниже более подробно описано, какие реакторы РКУ можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом. К таким реакторам относятся различные каталитические реакторы, в частности комбинированные реакторы с соединенными друг с другом зонами реакции с плотным, или неподвижным, слоем катализатора и/или зонами реакции с высокоскоростным псевдоожиженным слоем катализатора, реакторы с псевдоожиженным слоем катализатора и замкнутым контуром циркуляции катализатора, вертикальные реакторы и другие реакторы подобного типа. В качестве примера реакторов, которые можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, можно назвать реакторы, описанные в патентах ИЗ 4076796 и ИЗ 6287522 (сдвоенный вертикальный реактор), а также описанные у Ό. Кипп и О. Ьеуеп8р1е1 в ΡΊιιίάίζαΙίοη Епдшеетшд, изд-во ВоЬей Е. Кпедег РиЬШЫпд Сотрапу, Ыете Уогк, Ыете Уогк, 1977.
В качестве реактора, который наиболее пригоден для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, можно назвать один из реакторов, описанных у Е.А. 2е™ и Ό.Ε. Обипег в Ищет Кеае1от, Иш^абоп апб Е1шб-Рай1с1е Зуйетк, изд-во Яеш11о1б РиЫЫипд Сотротабоп, Ыете Уогк, 1960, сс. 48-59, а также в патенте ИЗ 6166282 (реактор с высокоскоростным псевдоожиженным слоем катализатора). В наиболее предпочтительном варианте осуществления изобретения для конверсии углеводородов рекомендуется использовать по меньшей мере один подробно описанный ниже и состоящий из нескольких вертикальных реакторов РКУ блок, предложенный в заявке на патент США 09/564613, поданной 4 мая 2000г. на имя Ьайпег и др. Конструкция такого блока с несколькими вертикальными реакторами РКУ показана на схемах, изображенных на фиг. 6 и 7.
В предпочтительном варианте осуществления изобретения конверсию углеводородов проводят в псевдоожиженном слое катализатора или в высокоскоростном псевдоожиженном слое катализатора на установке, содержащей систему реакторов, систему регенерации катализатора и систему извлечения продуктов конверсии. Система реакторов предпочтительно состоит из нескольких блоков реакторов с псевдоожиженным слоем катализатора, каждый из которых имеет первую зону реакции, расположенную в одном или нескольких вертикальных реакторах, и вторую зону реакции, расположенную по меньшей мере в одном сепараторе, предназначенном для отделения продуктов реакции от катализатора, с один или несколькими циклонами. В одном из вариантов осуществления изобретения один или несколько вертикальных реакторов и сепаратор расположены в одном блоке реакторов РКУ. Свежий исходный материал, предпочтительно содержащий один или несколько оксигенатов и при необходимости один или несколько разбавителей, подают в один или несколько вертикальных реакторов определенного блока реакторов РКУ одновременно с подаваемым в реактор или реакторы свежим или закоксованным катализатором, в состав которого входит молекулярное сито цеолитного или нецеолитного типа. В одном из вариантов осуществления изобретения свежий или закоксованный катализатор, в состав которого входит молекулярное сито, до подачи в вертикальные реакторы обрабатывают жидкостью, предпочтительно водой или жидким метанолом, или газом, предпочтительно инертным газом, в частности азотом, или одновременно и жидкостью, и газом.
В одном из вариантов осуществления изобретения в систему реакторов подают отдельно или совместно жидкие и парообразные исходные материалы, содержание в которых жидкости составляет от 0,1 до 95 мас.%, более предпочтительно от 10 до 90 мас.%, наиболее предпочтительно от 50 до 85 мас.%, в пересчете на всю массу подаваемого в реакторы материала, включая возвращаемый в реакторы оксигенат и любой содержащийся в нем разбавитель. Жидкие и парообразные исходные материалы предпочти
- 9 009856 тельно имеют один и тот же состав или состоят из одного и того же или разных исходных материалов в равных или разных пропорциях с одним и тем же или разными разбавителями.
Исходный материал, подаваемый в отдельный реактор, частично или полностью превращается предпочтительно в первой зоне реакции в отходящие газы, которые вместе, по меньшей мере, с частично потерявшим свою каталитическую активность (отработанным) закоксованным катализатором, в состав которого входит молекулярное сито, попадают из зоны реакции в сепаратор. В предпочтительном варианте осуществления изобретения в расположенных в сепараторе циклонах отработанный катализатор, в состав которого входит закоксованное молекулярное сито, отделяется от образующихся в реакторе отходящих газов, содержащих один или несколько олефинов. Кроме циклонов, которые являются наиболее эффективными средствами для отделения отработанного катализатора от отходящих газов, можно использовать и обычные гравитационные сепараторы. Для отделения отработанного катализатора от образующихся в реакторе отходящих газов можно также использовать различные пластины, колпачки, колена и другие устройства подобного типа.
В одном из вариантов осуществления изобретения сепаратор выполнен в виде отдельного аппарата, расположенного в блоке реакторов РКУ. Нижняя часть сепаратора в одном из вариантов осуществления изобретения образует зону десорбции. В зоне десорбции, по меньшей мере, частично закоксованный катализатор на основе молекулярного сита обрабатывают газообразным десорбирующим агентом, предпочтительно водяным паром, метаном, диоксидом углерода, моноксидом углерода, водородом или инертным газом, в частности аргоном, предпочтительно водяным паром, и удаляют из молекулярного сита подаваемого в сепаратор катализатора образовавшиеся в нем в процессе конверсии отложения углеводородов. Для обработки каждых 1000 фунтов катализатора используют от 2 до 10, более предпочтительно от 2 до 6, наиболее предпочтительно от 3 до 5 фунтов, десорбирующего агента, в частности водяного пара. В другом варианте осуществления изобретения зона десорбции выполнена в виде отдельного от сепаратора аппарата, через находящийся в котором катализатор пропускают горячий десорбирующий газ со среднечасовой скоростью подачи газа от 1 до 20000 ч-1, рассчитываемой как отношение объемного расхода газа к объему закоксованного отработанного катализатора на основе молекулярного сита, и температурой от 250 до 750°С, предпочтительно от 350 до 650°С.
Еще в одном варианте осуществления изобретения катализатор из нескольких сепараторов, т.е. из нескольких блоков реакторов РКУ, обрабатывают в интегрированной зоне десорбции образовавшихся в молекулярном сите отложений углеводородов.
В одном из предпочтительных вариантов осуществления изобретения процесс конверсии оксигената в олефин(-ы) с использованием катализатора на основе силикоалюмофосфатного молекулярного сита проводят при среднечасовой скорости подачи сырья (СЧСПС), составляющей по меньшей мере 20 ч-1, и при скорректированной по температуре нормализованной избирательной способности к метану менее 0,016, предпочтительно менее 0,01 (см., например, И8 5952538).
На фиг. 1 показана схема изображенного частично в разрезе блока 10 реакторов РКУ с интегрированной системой регенерации катализатора, предлагаемой в настоящем изобретении. Блок 10 реакторов состоит из корпуса 12, нескольких вертикальных реакторов 20, распределителя 30 исходного материала и обратного трубопровода 50 для отработанного катализатора. В предпочтительном варианте реакторы РКУ соединены с интегрированной системой регенерации катализатора.
Как показано на фиг. 1, в корпусе 12 расположена зона 14 сепарации, в которой продукт конверсии углеводородов отделяют от используемого для конверсии катализатора. Корпус 12 имеет первый конец 16 и второй конец 18. В зоне 14 сепарации можно установить один или несколько не показанных на схеме дополнительных сепараторов, предназначенных для отделения от катализатора продуктов конверсии. Примеры таких сепараторов рассмотрены ниже в описании других вариантов осуществления изобретения. Сепараторы можно также расположить вне зоны 14 сепарации, т. е. снаружи корпуса 12 блока 10 реакторов РКУ, или использовать их вместе с сепараторами, расположенными внутри корпуса в зоне сепарации.
Верхние концы вертикальных реакторов 20 в одном или нескольких блоках реакторов РКУ могут быть расположены внутри корпуса 12 в зоне 14 сепарации. Расположенные в корпусе 12 и в зоне 14 сепарации верхние концы вертикальных реакторов позволяют выбрать оптимальное соотношение между высотой конкретного вертикального реактора 20 и, по меньшей мере, частью высоты корпуса 12 и размерами зоны 14 сепарации и других участков и уменьшить общую высоту предназначенного для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом блока 10 реакторов. Каждый вертикальный реактор 20 имеет первый конец 22, через который в него подают исходный материал и необходимый для конверсии углеводородов катализатор. Каждый вертикальный реактор 20 имеет также второй конец 24, через который из реактора выходят катализатор, продукты конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал. Первый конец 22 каждого вертикального реактора 20 заканчивается отверстием 26, через которое в реактор 20 попадают катализатор и исходный материал. Количество вертикальных реакторов 20 в блоке 10 реакторов РКУ зависит от характера процессов конверсии, протекающих в отдельных реакторах или в разных блоках 10 реакторов. Каждый блок 10 реакторов может состоять из двух, трех, четырех, пяти, шести или большего количества вертикальных реакторов 20.
- 10 009856
В другом, не показанном на схеме варианте осуществления изобретения один или несколько блоков реакторов РКУ имеют трубопровод, по которому отбираемый из разных реакторов продукт подают в одну общую для всех реакторов зону сепарации, как это описано в заявке на патент США 09/564613 на имя ЬаИпет и др. (многосекционный вертикальный реактор).
Размеры вертикальных реакторов 20 зависят от целого ряда параметров, таких как приведенная скорость газа, гидродинамика твердых частиц, давление и производительность реактора при выбранном режиме процесса конверсии углеводородов. В предлагаемой в изобретении установке для конверсии углеводородов каждый вертикальный реактор 20 имеет высоту от 10 до 70 м и ширину (диаметр) от 1 до 3 м. Все вертикальные реакторы одного блока реакторов РКУ имеют равную высоту от первых концов 22 до вторых концов 24. Целесообразно, чтобы разница высот вертикальных реакторов 20 в каждом блоке реакторов РКУ не превышала 20%. Предпочтительно, чтобы эта разница не превышала 10% или даже 1%.
В предлагаемой в изобретении установке для конверсии углеводородов все вертикальные реакторы 20 в каждом блоке реакторов РКУ должны иметь практически постоянную по высоте площадь поперечного сечения. Целесообразно, чтобы площадь поперечного сечения каждого из вертикальных реакторов 20 не превышала 12 м2. В более предпочтительном варианте площадь поперечного сечения каждого из вертикальных реакторов 20 не должна превышать 7 м2. В наиболее предпочтительном варианте осуществления изобретения предлагается использовать вертикальные реакторы 20, площадь поперечного сечения каждого из которых не должна превышать 3,5 м2. Целесообразно, чтобы разница площадей поперечного сечения вертикальных реакторов 20 на превышала 20%. В более предпочтительном варианте осуществления изобретения предлагается использовать вертикальные реакторы 20, разница площадей поперечного сечения которых не превышает 10%, а в наиболее предпочтительном варианте не превышает 1%. Если один или несколько вертикальных реакторов 20 имеют разное по высоте поперечное сечение, то в этом случае площади наибольшего и наименьшего поперечных сечений одного из реакторов не должны отличаться от площадей наибольшего и наименьшего поперечного сечения другого реактора более чем на 20%. В более предпочтительном варианте осуществления изобретения предлагается установка, в которой площади наибольшего и наименьшего поперечного сечения разных вертикальных реакторов 20 одного и того же блока отличаются не более чем на 10%. В наиболее предпочтительном варианте осуществления изобретения предлагается установка, в которой площади наибольшего и наименьшего поперечного сечения разных вертикальных реакторов 20 одного и того же блока отличаются не более чем на 1%.
Целесообразно, чтобы изменение площади поперечного сечения каждого вертикального реактора 20 каждого блока реакторов РКУ по всей длине реактора не превышало 50%. В более предпочтительном варианте осуществления изобретения изменение площади поперечного сечения каждого вертикального реактора 20 каждого блока реакторов РКУ по всей длине реактора не должно превышать 30%, а в наиболее предпочтительном варианте не должно превышать 10%.
Для подачи в вертикальные реакторы 20 блока реакторов РКУ исходного материала предназначен по меньшей мере один расположенный рядом с первыми концами 22 реакторов 20 распределитель 30. Рядом с первыми концами 22 вертикальных реакторов 20 можно расположить несколько распределителей 30, предназначенных для подачи в реакторы исходного материала, находящегося в разном состоянии, например один распределитель 30 - для подачи в реакторы исходного материала в виде паров, а другой распределитель 30 - для подачи в реакторы жидкого исходного материала. Распределитель 30 состоит из корпуса 32 и нескольких патрубков 34. Каждый патрубок 34 входит внутрь одного из вертикальных реакторов 20 через соответствующее отверстие 34, расположенное на конце реактора. На конце каждого патрубка 34 расположена головка 36.
Головка 36 патрубка 34 расположена рядом с первым концом 22 вертикального реактора 20. Головка 36 патрубка распределителя предпочтительно должна входить внутрь вертикального реактора 20. Головку 36 патрубка распределителя более предпочтительно расположить в отверстии 26 первого конца 22 вертикального реактора 20 или над этим отверстием. Для регулирования расхода исходного материала, подаваемого в каждый вертикальный реактор, можно использовать соответствующий (не показанный на схеме) регулятор расхода, расположенный на распределителе 30 или в отверстии 34 первого конца реактора. Такой регулятор расхода можно использовать не только для регулирования расхода, но и для измерения количества исходного материала, подаваемого в соответствующий вертикальный реактор. Кроме того, на головке 36 каждого патрубка распределителя можно установить не показанное на схеме сопло, способствующее более эффективному распределению подаваемого в каждый вертикальный реактор 20 исходного материала. Каждую головку 36 можно также закрыть соответствующей (не показанной на схеме) сеткой, препятствующей попаданию катализатора из реакторов через патрубки 34 в корпус 32 распределителя 30.
Вертикальные реакторы 20 соединены с расположенной в корпусе 12 зоной 14 сепарации по меньшей мере одним обратным трубопроводом 50, по которому отделенный от продуктов реакции в зоне сепарации катализатор подают обратно в реакторы. В данном случае каждый обратный трубопровод 50 соединяет зону 14 сепарации с первыми концами 22 каждого вертикального реактора 20. Каждый обратный трубопровод 50 имеет первый конец 52 и второй конец 54. Первый конец 52 обратного трубопровода 50 соединен со вторым концом 18 корпуса 12, а открытый второй конец 54 обратного трубопровода 50
- 11 009856 расположен рядом с вертикальными реакторами 20. Каждый обратный трубопровод 50 предназначен для перемещения отработанного катализатора из зоны 14 сепарации корпуса 12 к первым концам 22 вертикальных реакторов 20. Один или несколько блоков реакторов РКУ могут иметь один, два, три, четыре, пять, шесть или более обратных трубопроводов 50. Обычно, но не обязательно, количество обратных трубопроводов 50 в блоке реакторов РКУ равно количеству имеющихся в нем вертикальных реакторов 20. В варианте, показанном на фиг. 1, обратные трубопроводы расположены вне вертикальных реакторов 20. Однако обратный трубопровод 50, о чем более подробно сказано в рассмотренных ниже вариантах, можно выполнить в виде канала, расположенного внутри общего корпуса блока и проходящего вокруг и/или между вертикальными реакторами 20. Расход катализатора в обратном трубопроводе (обратных трубопроводах) 50 можно регулировать с помощью соответствующих регуляторов 56 расхода, установленных на каждом обратном трубопроводе 50. В качестве регулятора 56 расхода катализатора можно использовать любое обычное устройство, предназначенное для регулирования расхода катализатора в соответствующих магистралях. В качестве примера такого регулятора 56 расхода катализатора можно назвать шаровые клапаны, задвижки и золотниковые клапаны.
Блок 10 реакторов РКУ имеет также основание 60. В варианте, показанном на фиг. 1, основание 60, обратные трубопроводы 50 и первые концы 22 вертикальных реакторов 20 образуют сборник 62 катализатора. В сборнике 62 находится катализатор, который используется для катализа реакции конверсии углеводородов, протекающей в блоке 10 реакторов. Обратный трубопровод 50 соединяет сборник 62 с зоной 14 сепарации. Отработанный катализатор попадает из зоны сепарации в сборник 62 через открытые вторые концы 54 обратных трубопроводов 50. Для специалиста в данной области очевидно, что граница между сборником 62 и обратным трубопроводом 50 может меняться во времени в зависимости, по меньшей мере частично, от уровня катализатора, находящегося в обратном трубопроводе 50 и в сборнике 62.
В основании 60 блока 10 реакторов или рядом с ним расположен распределитель 70 ожижающего газа. Распределитель 70 ожижающего газа имеет патрубок 72, через который в заполненный катализатором сборник 62 подают ожижающий газ, образующий в сборнике 62 и в обратных трубопроводах 50 псевдоожиженный катализатор. Как показано на фиг. 1, такие же распределители 70 ожижающего газа можно установить на каждом обратном трубопроводе 50, используя их для псевдоожижения катализатора в каждом обратном трубопроводе 50.
Отделенный от продуктов конверсии отработанный катализатор отбирают из одного или нескольких блоков 10 реакторов РКУ через отдельный выход 80. В варианте, показанном на фиг. 1, выход 80 для отбора катализатора расположен на втором конце 18 корпуса 12 сепаратора, однако, его можно расположить в любой точке блока 10 реакторов. Для подачи катализатора в блок 10 реакторов РКУ предназначен вход 82. Вход 82 можно расположить не только на первом конце 16 корпуса 12 сепаратора, но и в любой другой точке блока 10 реакторов. Полученные в блоке 10 реакторов продукты отбирают по трубопроводу 84.
Предлагаемая в изобретении установка для конверсии углеводородов в варианте, показанном на фиг. 1, имеет отдельную систему 90 регенерации катализатора. Система 90 регенерации катализатора соединена с блоком 10 реакторов РКУ. Система 90 регенерации катализатора содержит соединенный с одним или несколькими блоками реакторов РКУ регенератор 92 и при необходимости соединенный с регенератором 92 предназначенный для очистки отработанного катализатора десорбер 94. Десорбер 94 соединен первым трубопроводом 96 с выходом 80 корпуса 12 сепаратора. Вторым трубопроводом 98 десорбер 94 соединен с регенератором 92. Регенератор 92 соединен третьим трубопроводом 100 со входом 82 корпуса 12 сепаратора. На первом трубопроводе 96 можно установить регулятор 102 расхода, предназначенный для регулирования расхода катализатора, подаваемого из корпуса 12 сепаратора в десорбер 94. На втором трубопроводе 98 можно установить второй регулятор 104 расхода, предназначенный для регулирования расхода катализатора, подаваемого из стриппера 94 в регенератор 92. Очевидно, что показанный на фиг. 1 в виде отдельного аппарата десорбер 94 можно встроить в регенератор 92 и выполнить их в виде одного аппарата. По меньшей мере, для специалистов в данной области очевидно также, что показанный на фиг. 1 третий трубопровод 100, по которому восстановленный катализатор подают через вход 100 обратно в зону 14 сепарации, можно соединить с обратным трубопроводом 50 блока реакторов или со сборником 62 катализатора или одновременно с зоной 14 сепарации, с обратным трубопроводом 50 и сборником 62 катализатора.
При конверсии углеводородов один или несколько блоков реакторов РКУ (см. фиг. 1) работают следующим образом. Сначала в блок 10 реакторов загружают катализатор в количестве, необходимом для проведения определенной реакции конверсии углеводородов. В качестве катализатора используют соответствующий порошок, который переводится в блоке реакторов в псевдоожиженное состояние. По меньшей мере, часть катализатора должна находиться в сборнике 62. Для псевдоожижения катализатора в сборник 62 через распределитель (распределители) 70 по трубопроводу 72 подают ожижающий газ. Ожижающий газ попадает не только в сборник 62 катализатора, но и в обратный трубопровод (обратные трубопроводы) 50 блока 10 реакторов РКУ. В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров ожижающего газа можно назвать инертные газы, азот, водяной пар, диоксид углерода и углеводороды. Выбор конкретного ожижающего газа зависит от вида протекающей в блоке 10 реакторов РКУ реакции конверсии. Ожижающий газ должен быть неактивным (инертным), т.е. не должен участвовать в проте
- 12 009856 кающей в реакторах РКУ блока 10 реакции конверсии. Иными словами, ожижающий газ не должен играть никакой роли в протекающем в блоке 10 реакторов РКУ процессе конверсии углеводородов, а должен только обеспечивать псевдоожижение находящегося в реакторах катализатора.
После псевдоожижения катализатора в блок 10 реакторов РКУ через распределитель 30 подают исходный материал. Подаваемый в блок реакторов РКУ исходный материал попадает в корпус 32 распределителя 30, проходит через патрубки 34 распределителя 30 и выходит из головок 36 распределителя 30. Выходящий из головок распределителя исходный материал попадает через первые концы 22 внутрь всех вертикальных реакторов 20 блока. Целесообразно в каждый вертикальный реактор 20 подавать, по существу, равное количество одного и того же исходного материала. Под выражением по существу, равное количество одного и того же исходного материала подразумевается, что разница в количестве исходного материала, подаваемого через распределитель 30 в каждый вертикальный реактор 20, не превышает 25 об.%, а разница в содержании различных компонентов в исходном материале, подаваемом в отдельные вертикальные реакторы 20, не превышает 25 мас.%. В более предпочтительном варианте осуществления изобретения разница в количестве исходного материала, подаваемого через распределитель 30 в каждый вертикальный реактор 20, не превышает 10 об.%, а разница в содержании различных компонентов в исходном материале, подаваемом в отдельные вертикальные реакторы 20, не превышает 10 мас.%. В наиболее предпочтительном варианте осуществления изобретения разница в количестве исходного материала, подаваемого через распределитель 30 в каждый вертикальный реактор 20, не превышает 1 об.%, а разница в содержании различных компонентов в исходном материале, подаваемом в отдельные вертикальные реакторы 20, не превышает 1 мас.%.
При определенной разности давлений между скоростным напором исходного сырья, подаваемого в первые концы 22 вертикальных реакторов 20, и высотой столба или слоя псевдоожиженного катализатора в обратном трубопроводе (обратных трубопроводах) 50 и в сборнике 62 на входе в вертикальные реакторы создается разрежение, под действием которого катализатор из сборника попадает в первые концы 22 вертикальных реакторов 20. Перемещение катализатора в вертикальных реакторах 20 происходит по хорошо известному принципу эдуктора, в соответствии с которым для перемещения одной текучей среды (в данном случае псевдоожиженного катализатора) используют кинетическую энергию другой текучей среды (в данном случае исходного материала). Инжектируемый в вертикальные реакторы 20 катализатор проходит от первого конца 22 реактора до его второго конца 24. При перемещении катализатора и исходного материала в вертикальных реакторах 20 в результате реакции конверсии углеводородов образуется продукт конверсии.
В выполненных таким образом блоках реакторов РКУ каждый вертикальный реактор 20 работает, по существу, одинаково. При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом расход исходного материала и катализатора в каждом вертикальном реакторе 20 должен быть предпочтительно одинаковым. В этом случае процесс конверсии во всех вертикальных реакторах будет протекать одинаково в оптимальных рабочих условиях при одной и той же селективности к получаемым продуктам.
Продукт (продукты) конверсии, возможно не вступивший в реакцию исходный материал и катализатор выходят из вертикальных реакторов 20 через их вторые концы 24 и попадают в зону 14 сепарации корпуса 12. В расположенной во втором конце 16 корпуса 12 зоне сепарации с помощью не показанного на схеме соответствующего сепаратора, в качестве которого можно использовать циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отражатели, пластины, конусы и другие устройства, продукт конверсии вместе с возможно не вступившим в реакцию исходным материалом отделяется от катализатора. Для отделения продукта конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала от катализатора предпочтительно использовать последовательно соединенные друг с другом циклонные сепараторы. Отделенный от катализатора продукт конверсии вместе с возможно не вступившим в реакцию исходным материалом отбирают из корпуса 12 по трубопроводу 84 и направляют на дальнейшую обработку, в процессе которой его, например, разделяют на отдельные компоненты и очищают. Отделенный от продуктов конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала катализатор из корпуса 12 сепаратора подают обратно в сборник 62. Из зоны сепарации корпуса 12 катализатор попадает в первые концы 52 обратных трубопроводов 50 и через вторые концы 54 обратных трубопроводов 50 возвращается обратно в сборник 62. При необходимости для регулирования расхода на обратных трубопроводах 50 можно установить соответствующие регуляторы 56 расхода. Для нормальной работы регуляторы 56 расхода должны быть расположены ниже верхней границы находящегося в обратных трубопроводах 50 псевдоожиженного катализатора.
Как показано на фиг. 1, в предлагаемой в изобретении установке для конверсии углеводородов, по меньшей мере, часть отработанного катализатора из одного из блока реакторов РКУ восстанавливают в регенераторе 90. Восстанавливаемый катализатор отбирают из корпуса 12 через патрубок 80 и при необходимости по первому трубопроводу 96 подают в десорбер 94. Десорбер 94 катализатора можно соединить вторым трубопроводом (не показанным на схеме) с другим (не показанным на схеме) блоком реакторов РКУ. Второй трубопровод предназначен для подачи в десорбер 94 катализатора из второго блока реакторов РКУ. Количество катализатора, подаваемого из блока 10 реакторов РКУ в десорбер 94, можно регулировать соответствующим установленным на трубопроводе регулятором 102 расхода. В десорбере
- 13 009856 отработанный катализатор очищают от большей части легко удаляемых из него органических материалов, в частности углеводородов. Процесс очистки катализатора в десорбере и режим конверсии определенного углеводорода хорошо известны специалистам в данной области. Обработанный в десорбере 94 катализатор по второму трубопроводу 98 подают в регенератор 92. Количество катализатора, подаваемого в регенератор по второму трубопроводу 98, можно при необходимости регулировать соответствующим установленным на трубопроводе регулятором 104 расхода. В регенераторе 92 из отработанного катализатора удаляют образовавшиеся в нем в процессе конверсии углеводородов углеродистые отложения (кокс).
В предпочтительном варианте осуществления изобретения, подробно описанном ниже и показанном на фиг. 6, регенератор 92 используют для восстановления каталитической активности отработанного катализатора из нескольких блоков реакторов РКУ. В варианте, показанном на фиг. 1, регенератор 92 катализатора, соединенный с первым блоком реакторов трубопроводом 98, можно соединить с другим (не показанным на схеме) блоком реакторов РКУ вторым трубопроводом 101. Регенератор 92 можно соединить с другим блоком реакторов РКУ через второй (не показанный на схеме) десорбер. Наличие второго трубопровода 101 позволяет использовать регенератор 92 для восстановления каталитической активности катализатора, отработанного во втором блоке реакторов РКУ. Восстанавливаемый в регенераторе катализатор, отработанный в нескольких блоках реакторов РКУ, можно предварительно обработать в десорбере 94. Помимо этого или в дополнение к этому, отработанный в нескольких блоках реакторов РКУ катализатор можно также сразу же восстанавливать в регенераторе 92.
Восстановленный катализатор подают из выходного патрубка 111 регенератора по третьему трубопроводу 100 обратно в корпус 12 блока 10 реакторов РКУ. Восстановленный катализатор можно также использовать в других предназначенных для обработки аппаратах, соединенных с системой регенерации. Для перемещения катализатора из регенератора 92 в блок 10 реакторов РКУ, в другой или в другие (не показанные на схеме) блоки реакторов РКУ обычно используют соответствующий транспортирующий газ, который подают в выходной патрубок 111 регенератора, в третий трубопровод 100 и в трубопровод 105. Как показано на фиг. 1, катализатор подают обратно в корпус 12 через вход 82.
Предлагаемый в изобретении регенератор 92 можно использовать для подачи, по меньшей мере, частично восстановленного катализатора в другой (не показанный на схеме) реактор конверсии углеводородов. Для этого, как показано на фиг. 1, соединенный с выходом регенератора трубопровод 111 можно разделить в точке 109 на два трубопровода - третий трубопровод 100, соединенный с корпусом 12, и трубопровод 105. Расход катализатора в трубопроводах 111, 100 и 105 можно регулировать соответствующими регуляторами 106, 103 и 107 расхода. В качестве регуляторов 102, 103, 104, 106 и 107 расхода можно использовать любые известные регуляторы, которые в настоящее время используются для регулирования расхода катализатора в соответствующих магистралях. В качестве примера таких регуляторов расхода катализатора можно назвать шаровые клапаны, задвижки и золотниковые клапаны.
Один или несколько блоков реакторов РКУ предлагаемой в изобретении установки можно выполнить по схеме, показанной на фиг. 2. Предлагаемый в этом другом варианте осуществления изобретения блок 110 реакторов РКУ, показанный частично в разрезе, имеет корпус 120, несколько вертикальных реакторов 130, распределитель 140 исходного материала и обратный трубопровод 150, по которому после соответствующей обработки катализатор подают обратно в реакторы.
Показанный на фиг. 2 корпус 120 образует зону 122 сепарации, в которой продукт реакции конверсии углеводородов отделяют от используемого в этой реакции катализатора. Корпус 120 имеет первый конец 124 и второй конец 126. В корпусе 120 расположен отстойник 128, в котором собирается отбираемый из блока 110 реакторов РКУ катализатор.
Верхние концы вертикальных реакторов 130 предлагаемого в этом варианте осуществления изобретения блока реакторов РКУ проходят внутрь корпуса 120 и расположены в зоне 122 сепарации. Каждый вертикальный реактор 130 имеет первый конец 132, через который в него подают катализатор реакции конверсии углеводородов и исходный материал. Каждый вертикальный реактор 130 имеет также второй конец 134, через который из реактора 130 выходят отработанный катализатор, продукты реакции и возможно не вступивший в реакцию исходный материал. Первый конец 132 каждого вертикального реактора 130 заканчивается отверстием 136, через которое внутрь реактора 130 проходят катализатор и исходный материал. Как уже было отмечено выше, количество вертикальных реакторов 130 в блоке 110 реакторов РКУ зависит от протекающего в нем процесса конверсии углеводородов. Подробно количество и размеры вертикальных реакторов 130 были рассмотрены выше в описании варианта, показанного на фиг. 1.
Для подачи в вертикальные реакторы 130 исходного материала предназначен по меньшей мере один распределитель 140, расположенный рядом с первыми концами 132 вертикальных реакторов 130. Для подачи в реакторы исходного материала, находящегося в разном состоянии, можно использовать несколько распределителей 140, например один распределитель 140 - для подачи в реакторы исходного материала в виде паров, а другой распределитель 140 - для подачи в реакторы жидкого исходного материала. Распределитель 140 состоит из корпуса 142 и нескольких патрубков 144. Каждый патрубок 144 входит внутрь одного из вертикальных реакторов 130 через соответствующее отверстие, расположенное на конце реактора. На конце каждого патрубка 144 рядом с первым концом 132 вертикального реактора
- 14 009856
130 расположена головка 146. Головка 146 патрубка распределителя предпочтительно должна входить внутрь вертикального реактора 130. Более предпочтительно головку 146 патрубка распределителя расположить в отверстии или над отверстием 136 первого конца 132 вертикального реактора 130. Для подачи в каждый вертикальный реактор равного количества исходного материала можно использовать соответствующий (не показанный на схеме) регулятор расхода, расположенный на распределителе 140 или в отверстии 144 первого конца реактора. Такой регулятор расхода можно использовать не только для регулирования расхода, но и для измерения количества исходного материала, подаваемого в соответствующий вертикальный реактор. Кроме того, на головке 146 каждого патрубка распределителя можно установить не показанное на схеме сопло, способствующее более эффективному распределению подаваемого в каждый вертикальный реактор 130 исходного материала. Каждую головку 146 можно также закрыть соответствующей (не показанной на схеме) сеткой, препятствующей попаданию катализатора из реакторов через патрубки 144 в корпус 142 распределителя 140.
Вертикальные реакторы 130 соединены с расположенной в корпусе 120 зоной 122 сепарации по меньшей мере одним обратным трубопроводом 150, по которому отделенный от продуктов реакции в зоне сепарации катализатор подают обратно в реакторы. Каждый обратный трубопровод 150 имеет первый конец 152 и второй конец 154. Первый конец 152 обратного трубопровода 150 соединен со вторым концом 126 корпуса 120, а второй открытый конец 154 обратного трубопровода 150 расположен рядом с вертикальными реакторами 130. Каждый обратный трубопровод 150 предназначен для перемещения отработанного катализатора из зоны 122 сепарации корпуса 120 к первым концам 132 вертикальных реакторов 130. Предлагаемый в этом варианте осуществления изобретения блок 110 реакторов РКУ может иметь один, два, три, четыре, пять, шесть или более обратных трубопроводов 150. Обычно, но не обязательно, количество обратных трубопроводов 150 в блоке реакторов РКУ равно количеству имеющихся в нем вертикальных реакторов 130. Расход катализатора в обратном трубопроводе (обратных трубопроводах) 150 можно регулировать с помощью соответствующих не показанных на схеме регуляторов расхода, установленных на каждом обратном трубопроводе 150. В качестве регулятора расхода катализатора в обратном трубопроводе можно использовать любое обычное устройство, применяемое в настоящее время для регулирования расхода катализатора в соответствующих магистралях. В качестве примера такого регулятора расхода катализатора можно назвать шаровые клапаны, задвижки и золотниковые клапаны.
Блок 110 реакторов РКУ имеет также основание 160. В варианте, показанном на фиг. 2, основание 160, обратные трубопроводы 150 и первые концы 132 вертикальных реакторов 130 образуют сборник 162 катализатора. Обратные трубопроводы 150 соединены со сборником 162 своими открытыми вторыми концами 154. В сборнике 162 находится катализатор, который используется для катализа реакции конверсии углеводородов, протекающей в блоке 110 реакторов. Для специалистов в данной области очевидно, что граница между сборником 162 и обратным трубопроводом 150 может меняться во времени в зависимости, по меньшей мере частично, от уровня катализатора, находящегося в обратном трубопроводе 150 и в сборнике 162.
В основании 160 блока 110 реакторов или рядом с ним расположен распределитель 170 ожижающего газа. Распределитель 170 ожижающего газа имеет патрубок 172, через который в заполненный катализатором сборник 162 подают ожижающий газ, переводящий находящийся в сборнике 162 и в обратных трубопроводах 150 катализатор в псевдоожиженное состояние. Как показано на фиг. 2, такие же распределители 170 ожижающего газа можно установить на каждом обратном трубопроводе 150, используя их для псевдоожижения катализатора в каждом обратном трубопроводе 150.
Отделенный от продуктов конверсии отработанный катализатор отбирают из блока 110 реакторов РКУ через отдельный выход 180. Выход 180 для отбора катализатора расположен в отстойнике 128 внутри второго конца 126 корпуса 120. Выход 180 целесообразно расположить таким образом, чтобы катализатор можно было отбирать из отстойника 128 корпуса 120. Для подачи катализатора в блок 110 реакторов РКУ предназначен вход 182. Вход 182 можно расположить не только на втором конце 126 корпуса 120, но и в любой другой точке блока 110 реакторов. Продукты конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал отбирают из зоны 122 сепарации блока 110 реакторов РКУ по трубопроводу 184.
В зоне 122 сепарации корпуса 120 расположено несколько сепараторов 186. В качестве сепараторов 186 можно использовать циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отражатели, пластины, конусы и другие устройства, отделяющие катализатор от продукта конверсии углеводородов.
Используемый в этом варианте осуществления изобретения отражатель 190 расположен в первом конце 124 корпуса 120. Отражатель 190 направляет выходящий из вертикальных реакторов 130 поток катализатора в сторону от вторых концов 134 вертикальных реакторов 130 и ограничивает количество отработанного катализатора, падающего обратно из зоны сепарации в вертикальные реакторы 130. Отражатель 190 целесообразно расположить напротив вторых концов 134 вертикальных реакторов 130.
На фиг. 2 показано несколько несущих стоек 192. Такие стойки 192 представляют собой одно из возможных устройств, которые можно использовать в качестве опоры блока 110 реакторов РКУ.
Для специалистов в данной области очевидно, что работа показанного на фиг. 2 блока реакторов РКУ, по существу, не отличается от работы блока реакторов РКУ, показанного на фиг. 1, и поэтому не требует подробного описания, за исключением только тех моментов, которыми эти блоки отличаются
- 15 009856 друг от друга.
В варианте, показанном на фиг. 2, собирающийся в сборнике 162 и находящийся в обратных трубопроводах 150 катализатор псевдоожижают ожижающим газом, который подают через распределитель 170. Исходный материал подают в вертикальные реакторы 130 через распределитель 140. По количеству исходного материала, подаваемого в каждый вертикальный реактор 130, предлагаемый в этом варианте осуществления изобретения блок реакторов РКУ не отличается от блока реакторов РКУ, показанного на фиг. 1. Катализатор и исходный материал поднимаются вверх по вертикальным реакторам 130 точно так же, как и по описанным выше вертикальным реакторам 20 в варианте, показанном на фиг. 1.
Как показано на фиг. 2, выходящие из вторых концов 134 вертикальных реакторов 130 отработанный катализатор, продукт конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал попадают в зону 122 сепарации корпуса 120. По меньшей мере, часть, предпочтительно преобладающая часть, отработанного катализатора ударяется в отражатель 190 и отклоняется к боковым стенкам корпуса 120. В сепараторах 186, по меньшей мере, часть катализатора отделяется от продукта конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала. Продукт конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал отбирают из корпуса 120 блока 110 реакторов конверсии углеводородов по трубопроводу 184. Отделенный в сепараторах 186 от продукта конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала катализатор собирается в отстойнике 128. Остальное количество катализатора возвращают обратно в реакторы по обратным трубопроводам 150.
Часть катализатора, собирающегося в отстойнике 128, можно из одного или нескольких блоков реакторов РКУ либо обрабатывать в соединенном с отстойником трубопроводом 180 регенераторе, например в регенераторе 90, показанном на фиг. 1, либо удалить из них для дальнейшей обработки. Кроме того, собирающийся в отстойнике 128 катализатор можно по обратным трубопроводам 150 возвращать обратно в реакторы.
Еще один вариант выполнения предлагаемой в изобретении установки для конверсии углеводородов с одним или несколькими блоками реакторов РКУ показан на фиг. 3. Показанный на этом чертеже блок 200 реакторов РКУ состоит из корпуса 212, нескольких вертикальных реакторов 220, распределителей 230 исходного материала и трубопровода 250 для подачи отработанного катализатора обратно в реакторы.
Показанный на фиг. 3 корпус 212 образует зону 214 сепарации, в которой продукт реакции конверсии углеводородов отделяют от используемого в этой реакции катализатора. Корпус 212 имеет первый конец 216 и второй конец 218.
Верхние концы вертикальных реакторов 220 предлагаемого в этом варианте осуществления изобретения блока реакторов РКУ проходят внутрь корпуса 212 и расположены в зоне 214 сепарации. Каждый вертикальный реактор 220 имеет первый конец 222, через который в него подают катализатор реакции конверсии углеводородов и исходный материал. Каждый вертикальный реактор 220 имеет также второй конец 224, через который из реактора 220 выходят отработанный катализатор, продукты реакции и возможно не вступивший в реакцию исходный материал. Первый конец 222 каждого вертикального реактора 220 заканчивается отверстием 226, через которое внутрь реактора 220 проходят катализатор и исходный материал. Количество и размеры вертикальных реакторов 220 были рассмотрены выше в описании варианта, показанного на фиг. 1.
Для подачи в вертикальные реакторы 220 исходного материала предназначен по меньшей мере один показанный на фиг. 3 распределитель 230, расположенный рядом с первыми концами 222 вертикальных реакторов 220. Для подачи в реакторы исходного материала, находящегося в разном состоянии, можно использовать несколько распределителей 230, например один распределитель 230 - для подачи в реакторы исходного материала в виде паров, а другой распределитель 230 - для подачи в реакторы жидкого исходного материала. Распределитель 230 состоит из не показанного на чертеже корпуса и по меньшей мере одного патрубка 232. Каждый патрубок 232 распределителя расположен внутри соответствующего вертикального реактора 220. На конце каждого патрубка 232 расположена головка 234. Головка 234 патрубка распределителя расположена рядом с первым концом 222 вертикального реактора. Головка 234 патрубка распределителя предпочтительно должна входить внутрь вертикального реактора 220. Головку 234 патрубка распределителя предпочтительно расположить в отверстии 226 первого конца 222 вертикального реактора 220 или над этим отверстием. Для подачи в каждый вертикальный реактор через головку 234 равного количества исходного материала можно использовать расположенный на распределителе 230 соответствующий (не показанный на схеме) регулятор расхода. Такой регулятор расхода можно использовать не только для регулирования расхода, но и для измерения количества исходного материала, подаваемого в соответствующий вертикальный реактор. Кроме того, на головке 234 каждого патрубка распределителя можно установить не показанное на схеме сопло, способствующее более эффективному распределению подаваемого в каждый вертикальный реактор 220 исходного материала. Каждую головку 234 можно также закрыть соответствующей (не показанной на схеме) сеткой, препятствующей попаданию катализатора из реакторов через патрубки в корпус распределителя 230.
Показанный на фиг. 3 блок 200 реакторов РКУ имеет один расположенный в центре между вертикальными реакторами 230 обратный трубопровод 250, по которому отработанный катализатор возвраща
- 16 009856 ется обратно в реакторы. Обратный трубопровод 250 соединяет зону 214 сепарации корпуса 212 с вертикальными реакторами 220. Обратный трубопровод 250 имеет первый конец 252 и второй конец 254. Первый открытый конец 252 обратного трубопровода 250 соединен с первым концом 214 корпуса 212, а второй открытый конец 254 обратного трубопровода 250 соединен с вертикальными реакторами 220. На втором конце 254 обратного трубопровода 250 расположено несколько отводов или стояков 256. Каждый отвод 256 отходит от обратного трубопровода 250 в направлении соответствующего вертикального реактора 220 и соединяет его с обратным трубопроводом. Количество отводов 256 соответствует количеству вертикальных реакторов 220, и каждый вертикальный реактор соединен обратным трубопроводом по меньшей мере с одним отводом 256. По обратному трубопроводу 250 отработанный катализатор из зоны сепарации 214 корпуса 212 через первые концы 222 подают обратно во все вертикальные реакторы 220. Для регулирования расхода катализатора в обратном трубопроводе 250 можно использовать установленный на самом трубопроводе регулятор 258 расхода или установленные на каждом отводе 256 регуляторы 258 расхода. В качестве регулятора(-ов) 258 расхода катализатора можно использовать любое обычное устройство, применяемое в настоящее время для регулирования расхода катализатора в соответствующих магистралях. В качестве примера такого регулятора 258 расхода катализатора можно назвать шаровые клапаны, задвижки и золотниковые клапаны.
В варианте, показанном на фиг. 3, первый конец 252 обратного трубопровода 250 и отводы 256 образуют сборник 262 катализатора. Сборник 262 сообщается с отводами 252 обратного трубопровода 250 через их открытые концы. В сборнике 262 находится катализатор, который используется для катализа реакции конверсии углеводородов, протекающей в реакторах блока 200. Для специалистов в данной области очевидно, что граница между сборником 262 и обратным трубопроводом 250 может меняться во времени в зависимости, по меньшей мере частично, от уровня катализатора, находящегося в сборнике 262 и отводах 256 обратного трубопровода 250.
Под сборником 262 катализатора расположен по меньшей мере один распределитель 270 ожижающего газа. Распределитель 270 ожижающего газа имеет патрубок 272, через который в заполненный катализатором сборник 262 подают ожижающий газ, переводящий находящийся в сборнике 262 и в обратном трубопроводе 250 катализатор в псевдоожиженное состояние. Как показано на фиг. 3, такие же распределители 270 ожижающего газа можно установить на обратном трубопроводе 250, используя их для псевдоожижения катализатора.
Отделенный от продуктов конверсии отработанный катализатор отбирают из блока 200 реакторов РКУ через отдельный выход 280. Выход 280 для отбора катализатора может быть расположен не только на втором конце 218 корпуса 212, но и в любой другой точке блока 200. Для подачи катализатора в блок 200 реакторов РКУ предназначен вход 282. Вход 282 можно расположить не только на втором конце 218 корпуса 212, но и в любой другой точке блока 200 реакторов. Продукты конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал отбирают из блока 200 реакторов РКУ по трубопроводу 284.
В зоне 214 сепарации корпуса 212 расположено несколько сепараторов 286. В качестве сепараторов 286 можно использовать циклонные сепараторы, фильтры, сетки, отражатели, пластины, конусы и другие устройства, отделяющие катализатор от продукта конверсии углеводородов. В варианте, показанном на фиг. 3, в качестве сепараторов 286 использованы циклонные сепараторы 288.
На фиг. 3 показано несколько несущих стоек 292. Такие стойки 292 представляют собой одно из возможных устройств, которые можно использовать в качестве опоры блока 200 реакторов РКУ.
Работа блока 200 реакторов РКУ, схема которого показана на фиг. 3, по существу, не отличается от работы блоков реакторов РКУ, схемы которых показаны на фиг. 1 и 2. Блок 200 реакторов РКУ работает следующим образом.
Сначала в сборник 262 и в обратный трубопровод 250 блока 200 загружают определенное количество катализатора. Затем через патрубки 272 распределителя 270 в блок 200 подают ожижающий газ, переводящий находящийся в обратном трубопроводе 250 и в сборнике 262 катализатор в псевдоожиженное состояние. Количество катализатора, подаваемого в вертикальные реакторы 220, можно отрегулировать регуляторами 258 расхода. Затем через распределители 230 в вертикальные реакторы 220 подают исходный материал. Количество исходного материала, подаваемого в вертикальные реакторы 220, регулируют описанным выше способом точно так же, как и в варианте, показанном на фиг. 1. Перемещение исходного материала и катализатора внутри вертикальных реакторов 230 снизу вверх происходит по описанному выше принципу эдуктора.
Катализатор, продукт конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал выходят из вертикальных реакторов 230 через их вторые концы 224. В сепараторах 286 катализатор отделяется от продукта конверсии и не вступившего в реакцию исходного материала. Отделенный в сепараторах катализатор собирается во втором конце 218 корпуса 212, а продукт конверсии и не вступивший в реакцию исходный материал отбирают из блока реакторов по трубопроводу 284.
Часть катализатора отбирают из блока 200 реакторов по трубопроводу 280 и восстанавливают в не показанном на схеме регенераторе или полностью выводят из установки. Восстановленный катализатор возвращают в блок 200 реакторов РКУ по трубопроводу 282.
Отделенный в сепараторах катализатор ссыпается в первый конец 252 обратного трубопровода и
- 17 009856 снова используется для конверсии углеводородов. Из обратного трубопровода 250 отделенный в сепараторах катализатор попадает в сборник 262, в котором происходит его псевдоожижение в потоке подаваемого в сборник через распределители 270 ожижающего газа.
Еще один вариант выполнения блока реакторов РКУ предлагаемой в изобретении установки 400 с одним или несколькими реакторами показан на фиг. 4. Предлагаемый в этом варианте осуществления изобретения блок 300 реакторов РКУ состоит из корпуса 310, нескольких вертикальных реакторов 330, распределителя 340 исходного материала и распределителя 350 ожижающего газа.
Показанный на фиг. 4 корпус 310 имеет стенку 312 и выполнен в виде полой оболочки. Корпус 310 имеет первый конец 314 и второй конец 316. Первый конец 314 корпуса образует зону 318 сепарации, в которой катализатор отделяется от продукта реакции конверсии углеводородов. Стенка корпуса 310 имеет вертикальную перегородку 320, которая расположена в первом конце 314 корпуса 310, и конический, образующий воронку участок 322. Перегородка 320 и конический участок 322 стенки корпуса образуют отстойник 324, в котором собирается отработанный катализатор, отбираемый из корпуса 310 для последующей обработки.
В варианте, показанном на фиг. 4, внутри корпуса 310 расположено несколько вертикальных реакторов 330. Каждый вертикальный реактор 330 расположен параллельно продольной оси корпуса 310 и имеет стенку 331. Каждый вертикальный реактор 330 имеет первый конец 332 и второй конец 334. Первый конец 332 каждого вертикального реактора 330 расположен внутри второго конца 316 корпуса 310. Второй конец 334 каждого вертикального реактора 330 расположен внутри первого конца 314 корпуса 310. Первый конец 332 каждого вертикального реактора 330 заканчивается отверстием 335, через которое внутрь вертикального реактора 330 попадают катализатор и исходный материал. Предлагаемая в этом варианте установка 300 может иметь в каждом блоке реакторов РКУ не только три, как показано на фиг. 4, вертикальных реактора 330, но и два или большее число вертикальных реакторов 330. Выбор количества и размеров вертикальных реакторов 330 определяется приведенными выше соображениями аналогично варианту, показанному на фиг. 1.
Как показано на фиг. 4, стенка 312 корпуса 310 и стенка 331 каждого вертикального реактора 330 образуют внутри блока сборник 336, в котором собирается катализатор. В сборнике 336, расположенном между стенкой корпуса и стенками реакторов, находится катализатор, который катализирует протекающую в реакторах реакцию конверсии углеводородов. При работе установки катализатор в сборнике 336 находится в псевдоожиженном состоянии, о чем более подробно сказано ниже. Перегородка 320 и стенка 312 корпуса 310 и стенки 331 вертикальных реакторов образуют обратный канал 338 для прохода катализатора. По обратному каналу 338 отработанный в реакторах для конверсии углеводородов катализатор из расположенной внутри первого конца 314 корпуса 310 зоны сепарации 318 ссыпается в сборник 336. Для специалистов в данной области очевидно, что граница между сборником 336 и обратным каналом 338 может меняться во времени в зависимости, по меньшей мере частично, от уровня катализатора, который находится в сборнике 336.
Для подачи в вертикальные реакторы 330 исходного материала предназначен по меньшей мере один распределитель 340, расположенный рядом с первыми концами 332 вертикальных реакторов 330. Для подачи в реакторы исходного материала, находящегося в разном состоянии, можно использовать несколько распределителей 340, например один распределитель 340 - для подачи в реакторы исходного материала в виде паров, а другой распределитель 340 - для подачи в реакторы жидкого исходного материала. Распределитель 340 состоит из корпуса 342 и нескольких патрубков 344. Каждый патрубок 344 входит внутрь одного из вертикальных реакторов 330 через соответствующее отверстие, расположенное на конце реактора. На конце каждого патрубка 344 расположена головка 346. Головка 346 каждого патрубка 344 расположена рядом с первым концом 332 соответствующего вертикального реактора 330. Целесообразно, чтобы головка 346 входила внутрь вертикального реактора 330. Более предпочтительно головку 346 патрубка распределителя расположить в отверстии 335 первого конца 332 вертикального реактора 330 или над этим отверстием. Для подачи в каждый вертикальный реактор равного количества исходного материала можно использовать соответствующий расположенный на распределителе 340 регулятор 348 расхода, который можно использовать не только для регулирования расхода, но и для измерения количества исходного материала, подаваемого в соответствующий вертикальный реактор через патрубок 344. В варианте, показанном на фиг. 4, такой регулятор расхода выполнен в виде клапана 350. В качестве такого клапана можно использовать любой из описанных выше клапанов. Кроме того, на головке 346 каждого патрубка распределителя можно установить не показанное на схеме сопло, способствующее более эффективному распределению подаваемого в каждый вертикальный реактор 330 исходного материала. Каждую головку 346 можно также закрыть соответствующей (не показанной на схеме) сеткой, препятствующей попаданию катализатора из реакторов через патрубки 344 в корпус 342 распределителя 340.
На втором конце 316 корпуса 310 расположен также распределитель 350 ожижающего газа. К распределителю 350 ожижающего газа подходит трубопровод 352, по которому в него подают газ, переводящий находящийся в сборнике 336 и в обратном канале 338 катализатор в псевдоожиженное состояние. Между распределителем 350 ожижающего газа и сборником 336 катализатора можно установить еще
- 18 009856 одно распределительное устройство 354, способствующее более равномерному распределению ожижающего газа в сборнике 336 катализатора и обратном канале 338. Второе распределительное устройство 334 предпочтительно расположить внутри второго конца 316 корпуса 310 перпендикулярно продольной оси корпуса 310. Такое распределительное устройство можно выполнить в виде сетки, решетки, перфорированного листа и в виде любого другого аналогичного устройства, равномерно распределяющего поток ожижающего газа, проходящего через него в сборник 336 катализатора.
Для отделения продуктов конверсии углеводородов от катализатора предназначены сепаратор 360 или несколько сепараторов 360, расположенных внутри первого конца 314 корпуса 310. В варианте, показанном на фиг. 4, в качестве сепараторов 360 использованы циклонные сепараторы 362. В качестве сепараторов 360 можно использовать и другие сепараторы, в частности фильтры, сетки, отражатели, пластины, конуса и другие расположенные в первом конце 314 корпуса 310 устройства, отделяющие катализатор от продуктов конверсии углеводородов. Количество сепараторов 360 зависит от их эффективности, размера частиц катализатора, приведенной скорости газа, производительности реакторов и ряда других параметров. Отбираемые из корпуса 310 продукты конверсии направляют по трубопроводу(-ам) 364 на дальнейшую обработку, в частности на сепарацию и очистку.
Предлагаемый в этом варианте осуществления изобретения блок 300 реакторов РКУ имеет выход 370 для отбора катализатора из корпуса 310 и вход 372, через который восстановленный катализатор подают обратно в корпус 310. Выход 370 и вход 372 могут быть расположены в любой точке блока. При этом, однако, выход 370 целесообразно расположить рядом с отстойником 324 для отбора из него катализатора.
В первом конце 314 корпуса 310 расположен отражатель 380. Отражатель 380 направляет выходящий из вертикальных реакторов 330 поток катализатора в сторону от вторых концов 334 вертикальных реакторов 330 и ограничивает количество отработанного катализатора, падающего обратно в вертикальные реакторы 330.
На фиг. 4 показано основание 392 блока реакторов РКУ. Такое основание 392 представляет собой одно из возможных устройств, которые можно использовать в качестве опоры предлагаемого в этом варианте осуществления изобретения блока 300 реакторов РКУ.
Предлагаемая в изобретении установка для конверсии углеводородов с одним или несколькими блоками 300 реакторов РКУ в варианте, показанном на фиг. 4, имеет соединенную с реакторами систему 90 регенерации катализатора. Система 90 регенерации катализатора содержит соединенный с блоком 300 реакторов РКУ регенератор 92 и при необходимости соединенный с регенератором 92 и с блоком 300 реакторов РКУ предназначенный для очистки отработанного катализатора десорбер 94. Десорбер 94 соединен первым трубопроводом 96 с выходом 370 корпуса 310. Еще одним входным (не показанным на чертеже) трубопроводом десорбер 94 можно соединить с другим блоком реакторов РКУ. По этому трубопроводу в десорбер 94 можно подавать катализатор, отработанный во втором блоке реакторов РКУ. Вторым трубопроводом 98 десорбер 94 соединен с регенератором 92. Регенератор 92 соединен третьим трубопроводом 100 со входом 372 корпуса 310. На первом трубопроводе 96 можно установить регулятор 102 расхода, предназначенный для регулирования расхода катализатора, подаваемого из корпуса 310 в стриппер 94. На втором трубопроводе 98 можно установить второй регулятор 104 расхода, предназначенный для регулирования расхода катализатора, подаваемого из стриппера 94 в регенератор 92.
Очевидно, что показанный на фиг. 4 в виде отдельного аппарата десорбер 94 можно встроить в регенератор 92 и выполнить их в виде одного аппарата. По меньшей мере, для специалистов в данной области очевидно также, что показанный на фиг. 4 третий трубопровод 100, по которому восстановленный катализатор подают через вход 372 обратно в зону 318 сепарации, можно соединить с обратным каналом 338 блока реакторов, или со сборником 336 катализатора, либо одновременно с зоной 318 сепарации, с обратным каналом 338 и сборником 336 катализатора.
При конверсии углеводородов один или несколько показанных на фиг. 4 блоков реакторов РКУ работают следующим образом. Сначала в сборник 336 блока реакторов загружают катализатор, необходимый для проведения в реакторах определенной реакции конверсии углеводородов. В качестве катализатора используют соответствующий порошок, который переводится в псевдоожиженное состояние в блоке реакторов. Для псевдоожижения катализатора в сборник 336 и в обратный канал 338 через распределитель 350 по трубопроводу 352 подают ожижающий газ. Ожижающий газ равномерно распределяется в корпусе 310 блока 300 реакторов РКУ с помощью дополнительного распределительного устройства 354. В качестве не ограничивающих изобретение примеров ожижающего газа можно назвать инертные газы, азот, водяной пар, диоксид углерода и углеводороды. Выбор конкретного ожижающего газа зависит от характера протекающей в блоке 300 реакторов РКУ реакции конверсии.
После псевдоожижения катализатора в блок 300 реакторов РКУ через распределитель 340 подают исходный материал. Попадающий в корпус 342 распределителя 340 исходный материал проходит через патрубки 344 распределителя 340 и выходит из них через головки 346. Выходящий из головок распределителя исходный материал через отверстия 335 первых концов 332 вертикальных реакторов попадает внутрь каждого вертикального реактора 330.
При определенной разности давлений между скоростным напором исходного сырья, подаваемого в
- 19 009856 первые концы 332 вертикальных реакторов 330, и высотой столба или слоя псевдоожиженного катализатора в сборнике 336 на входе в вертикальные реакторы создается разрежение, под действием которого катализатор из сборника попадает в первые концы 332 вертикальных реакторов 330. Перемещение катализатора в вертикальных реакторах 330 происходит по хорошо известному принципу эдуктора, в соответствии с которым для перемещения одной текучей среды (в данном случае псевдоожиженного катализатора) используют кинетическую энергию другой текучей среды (в данном случае исходного материала). Инжектируемый в вертикальные реакторы 330 катализатор проходит от первого конца 332 каждого вертикального реактора до его второго конца 334. При перемещении катализатора и исходного материала в вертикальных реакторах 330 в результате реакции конверсии углеводородов образуется продукт конверсии.
Продукт(-ы) конверсии, возможно не вступивший в реакцию исходный материал и катализатор выходят из вертикальных реакторов 330 через их вторые концы 334 и попадают в расположенную в первом конце 314 корпуса 310 зону 318 сепарации. В зоне 318 сепарации катализатор отделяется сепаратором 360 от продукта конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала. В качестве такого сепаратора в варианте, показанном на фиг. 4, используются циклонные сепараторы 362. Кроме того, по меньшей мере, часть катализатора, выходящего из вертикальных реакторов 330, ударяется в отражатель 380, который направляет катализатор в сторону от вторых концов 334 вертикальных реакторов 330 в отстойник 324.
Отделенные от катализатора продукт конверсии и возможно не вступивший в реакцию исходный материал отбирают из корпуса 310 по трубопроводам 364 и направляют на дальнейшую обработку, в частности сепарацию и очистку. Отделенный от продукта конверсии и возможно не вступившего в реакцию исходного материала катализатор ссыпается из циклонных сепараторов и собирается в отстойнике 324 до отбора его из корпуса 310. Собирающийся в отстойнике 324 катализатор отбирают из корпуса блока через выход 370 и обрабатывают в системе 90 регенерации катализатора.
В предпочтительном варианте осуществления изобретения, подробно описанном ниже и показанном на фиг. 6, регенератор 92 используют для восстановления каталитической активности катализатора, отработанного в нескольких блоках реакторов РКУ. В варианте, показанном на фиг. 4, регенератор 92, соединенный с первым блоком реакторов трубопроводом 98, можно соединить с другим (не показанным на схеме) блоком реакторов РКУ вторым трубопроводом 101. Регенератор 92 можно соединить с другим блоком реакторов РКУ через второй (не показанный на схеме) десорбер. Наличие второго трубопровода 101 позволяет использовать регенератор 92 для восстановления каталитической активности катализатора, отработанного во втором блоке реакторов РКУ. Восстанавливаемый в регенераторе катализатор, отработанный в нескольких блоках реакторов РКУ, можно предварительно обработать в стриппере 94. Помимо этого или в дополнение к этому, отработанный в нескольких блоках реакторов РКУ катализатор можно также сразу же восстанавливать в регенераторе 92. Принцип работы системы 90 регенерации катализатора уже был рассмотрен выше в описании варианта, показанного на фиг. 1, и поэтому не требует повторного подробного описания. Часть отработанного катализатора, собирающегося в отстойнике 324, ссыпается в обратный канал 338 и возвращается в реакторы для обработки подаваемого в них исходного материала.
Как показано на фиг. 4, не обрабатываемая в системе регенерации часть катализатора после отделения от продукта конверсии и не вступившего в реакцию исходного материала по обратному каналу 338 ссыпается из первого конца 314 корпуса 310 в сборник 336. Ссыпающийся в сборник 336 из отстойника катализатор снова подается в реакторы и вторично используется для катализа протекающей в них реакции конверсии углеводородов.
На фиг. 5 показано несколько предлагаемых в изобретении вариантов возможного выполнения поперечного сечения вертикальных реакторов и обратных трубопроводов, или каналов. На фиг. 5А показано поперечное сечение вертикальных реакторов 20 предлагаемого в изобретении блока 10 реакторов РКУ, схема которого показана на фиг. 1. Как показано на фиг. 5 А, вертикальные реакторы 20 расположены внутри корпуса 26. Все свободное пространство между расположенными в корпусе 26 вертикальными реакторами 20 и стенкой корпуса 26 заполнено тугоплавким (огнеупорным) материалом 28. В качестве такого огнеупорного материала 28 можно использовать песок, цемент, керамические материалы, кирпич с высоким содержанием оксида алюминия, содержащий муллит или корунд, кирпич с высоким содержанием диоксида кремния, магнезитовый кирпич, теплоизоляционный шамотный огнеупорный кирпич из глины или каолина либо любой иной теплостойкий материал.
На фиг. 5Б показано поперечное сечение блока реакторов РКУ, выполненного аналогично блоку реакторов РКУ, схема которого показана на фиг. 1. В этом варианте вертикальные реакторы 20 также расположены внутри корпуса 26. Кроме реакторов внутри корпуса 26 расположены и обратные трубопроводы 50, а все свободное пространство внутри корпуса заполнено огнеупорным материалом 28.
На фиг. 5В показано поперечное сечение вертикальных реакторов 220 и обратного трубопровода блока реакторов РКУ, схема которого показана на фиг. 3. В варианте, показанном на фиг. 5В, обратный трубопровод 250 расположен в центре между вертикальными реакторами 220. Вертикальные реакторы 220 и обратный трубопровод 250 расположены внутри корпуса 226. Все свободное пространство между
- 20 009856 стенкой корпуса 226 и вертикальными реакторами заполнено огнеупорным материалом 228. Огнеупорные материалы, которые можно использовать для этой цели, перечислены выше в описании варианта, показанного на фиг. 5А.
На фиг. 5Г показано поперечное сечение вертикальных реакторов 330 и обратного канала блока реакторов РКУ, схема которого показана на фиг. 4. Как показано на фиг. 5Г, вертикальные реакторы 330 расположены в центре внутри корпуса 310. Как уже было сказано выше в описании варианта, показанного на фиг. 4, стенки 331 вертикальных реакторов 330 и корпус 310 образуют обратный канал 338 для прохода катализатора. Свободное пространство между вертикальными реакторами 330 можно заполнить первым огнеупорным материалом 382. Внутреннее пространство у стенки корпуса 310 можно заполнить вторым огнеупорным материалом 384. Огнеупорные материалы, которые можно использовать для этой цели, перечислены выше в описании варианта, показанного на фиг. 5А. По меньшей мере, для специалистов в данной области очевидно, что в качестве первого и второго огнеупорных материалов 382 и 384 в этом варианте осуществления изобретения можно использовать один и тот же или разные материалы.
На фиг. 5Д показан другой вариант поперечного сечения вертикальных реакторов 330 и обратного канала блока реакторов, схема которого показана на фиг. 4. Как показано на фиг. 5Д, вертикальные реакторы 330 расположены в центре корпуса 310. В этом варианте осуществления изобретения вертикальные реакторы 330 окружены вторым корпусом 386, который имеет стенку 388. Обратный канал 338 для прохода катализатора образован стенкой 388 второго корпуса 386 и корпусом 310. Свободное пространство между стенками 331 вертикальных реакторов 330 и стенкой 388 второго корпуса 386 заполнено первым огнеупорным материалом 390. Корпус 310 также можно заполнить вторым огнеупорным материалом 392. Огнеупорные материалы, которые можно использовать для этой цели, перечислены выше в описании варианта, показанного на фиг. 5А. По меньшей мере, для специалистов в данной области очевидно, что в качестве первого и второго огнеупорных материалов 390 и 392 в этом варианте осуществления изобретения можно использовать один и тот же или разные материалы.
Вертикальные реакторы и обратные трубопроводы и каналы для прохода катализатора могут иметь не только показанное на различных чертежах круглое поперечное сечение, но и любое другое поперечное сечение, при котором реакторы РКУ могут нормально работать. Так, в частности, в предлагаемой в изобретении установке для конверсии углеводородов можно использовать вертикальные реакторы и обратные трубопроводы и каналы для прохода катализатора с эллиптическим поперечным сечением, многоугольным поперечным сечением и с поперечным сечением, состоящим из эллиптических участков и многоугольных участков. Предпочтительной формой поперечного сечения вертикальных реакторов и обратных трубопроводов и каналов для прохода катализатора является окружность и правильный многоугольник с равными боковыми сторонами. К правильным многоугольникам относятся многоугольники, которые не имеют прямых сторон с расположенными внутри границ многоугольника вершинами с углом больше 180°. Наиболее предпочтительной формой такого поперечного сечения является окружность, треугольник, квадрат и равносторонний шестиугольник. Площадь любого поперечного сечения легко определяется хорошо известными специалистам в данной области геометрическими методами. Аналогичным образом и предпочтительной формой поперечного сечения зоны сепарации предлагаемых в изобретении блоков вертикальных реакторов РКУ является окружность или равносторонний многоугольник. Наиболее предпочтительной формой такого поперечного сечения зоны сепарации является окружность, треугольник, квадрат и равносторонний шестиугольник.
В предлагаемых в изобретении блоках реакторов РКУ вертикальные реакторы не обязательно должны быть расположены, как в показанных на чертежах вариантах, на равном удалении от зоны сепарации и симметрично относительно нее. Так, например, вертикальные реакторы можно расположить на одной стороне зоны сепарации по полусферической схеме. В блоках реакторов, у которых зона сепарации имеет круглое или приблизительно круглое поперечное сечение, вертикальные реакторы можно расположить в линию вдоль диаметра зоны сепарации. Для специалистов в данной области очевидны и другие варианты взаимного расположения вертикальных реакторов и зоны сепарации в предлагаемых в изобретении блоках реакторов РКУ.
Для специалистов в данной области очевидно также, что предлагаемые в изобретении блоки реакторов РКУ с несколькими вертикальными реакторами можно выполнить путем разделения одного вертикального реактора на несколько вертикальных реакторов меньшего размера. Так, например, один большой вертикальный реактор с круглым поперечным сечением можно легко разделить на несколько вертикальных реакторов меньшего размера. Аналогичным образом и один вертикальный реактор с квадратным поперечным сечением можно разделить на несколько вертикальных реакторов с прямоугольным поперечным сечением или с квадратным поперечным сечением меньшего размера.
Предлагаемые в настоящем изобретении установки с блоками вертикальных реакторов РКУ можно с успехом использовать в большинстве процессов конверсии углеводородов в псевдоожиженном катализаторе. К типичным реакциям конверсии углеводородов относятся реакции взаимопревращения олефинов, реакции конверсии оксигенатов в олефины (в частности, реакции конверсии метанола в олефины), реакции конверсии оксигенатов в бензин, реакции получения малеинового ангидрида, реакции парофазного синтеза метанола, реакции получения фталевого ангидрида, реакции Фишера-Тропша и реакции
- 21 009856 получения акрилонитрила. Один или несколько таких процессов конверсии углеводородов можно проводить на предлагаемой в изобретении установке в реакторах, соединенных с интегрированной системой регенерации катализатора. Так, например, в одном из вариантов выполнения предлагаемой в изобретении установки первый блок реакторов РКУ можно использовать для получения легких олефинов конверсией из метанола, а второй блок реакторов РКУ можно использовать для взаимопревращения олефинов. Для восстановления каталитической активности катализатора из первого и второго блоков реакторов РКУ можно использовать одну и ту же интегрированную систему регенерации.
При конверсии оксигенатов в олефины используют исходный материал, содержащий насыщенные кислородом соединения. В данном контексте под термином оксигенат подразумеваются такие кислородсодержащие углеводороды (но не ограничиваясь только ими), как алифатические спирты, простые эфиры, карбонильные соединения (альдегиды, кетоны, карбоновые кислоты, карбонаты и другие подобные соединения) и их смеси. Если оксигенатом является спирт, то он может содержать алифатический остаток, содержащий от 1 до 10, более предпочтительно от 1 до 4, атомов углерода. К таким не ограничивающим объем изобретения оксигенатам относятся низкомолекулярные алифатические спирты с прямой или разветвленной цепью и соответствующие ненасыщенные спирты. В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров оксигенатов можно назвать метанол, этанол, н-пропанол, изопропанол, С4-С10спирты, метилэтиловый эфир, диметиловый эфир, диэтиловый эфир, диизопропиловый эфир, метилформиат, формальдегид, диметилкарбонат, метилэтилкарбонат, ацетон и их смеси. При конверсии углеводородов в качестве оксигената предпочтительно использовать метанол, диметиловый эфир или их смеси. Более предпочтительным оксигенатом является метанол. В подаваемом в вертикальные реакторы исходном материале могут содержаться различные добавки, в частности разбавители.
Вместе с оксигенатами в вертикальные реакторы можно подавать один или несколько разбавителей, содержание которых в смеси исходного материала может составлять от 1 до 99 мол.%. В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров разбавителей можно назвать гелий, аргон, азот, моноксид углерода, диоксид углерода, водород, воду, парафины, другие углеводороды (такие, как метан), ароматические соединения и их смеси. К предпочтительным разбавителям относятся, но не ограничиваясь только ими, вода и азот.
Часть исходного материала можно подавать в реактор в жидком виде. Такой жидкой частью исходного материала, подаваемого в реакторы, может служить оксигенат, разбавитель или их смесь. Жидкую часть исходного материала подают в отдельные вертикальные реакторы прямым впрыском или в потоке носителя в виде паров исходного материала или соответствующего газа/разбавителя. Подача в реакторы части исходного материала (оксигената и/или разбавителя) в жидкой фазе позволяет легче контролировать и регулировать температуру в вертикальных реакторах. Эндотермическое тепло испарения жидкой части исходного материала частично абсорбирует экзотермическое тепло реакции конверсии оксигената. Регулируя в исходном материале соотношение между жидкой и паровой фазами, можно регулировать температуру в реакторе, и в частности в вертикальных реакторах.
Количество исходного материала, который подают в реактор в жидком виде вместе с парами исходного материала или отдельно от них, составляет от 1 до 85 мас.% в пересчете на общую массу оксигената и подаваемого в реактор разбавителя. В более предпочтительном варианте осуществления изобретения это соотношение составляет от 1 до 75 мас.%, наиболее предпочтительно от 5 до 65 мас.%. Жидкая и паровая части исходного материала могут иметь один и тот же состав или состоять из разных количеств одних и тех же или разных оксигенатов и одних и тех же или разных разбавителей. Наиболее эффективно в качестве подаваемой в реактор жидкости использовать воду, которая благодаря своей сравнительно высокой теплоте парообразования даже в небольших количествах существенно влияет на температуру реакции. Кроме воды можно использовать и другие перечисленные выше разбавители. При соответствующем выборе температуры и давления подаваемого в реактор исходного оксигената и/или разбавителя, по меньшей мере, их определенная часть, которая попадает в реактор в жидком виде, вступает во взаимодействие с катализатором или находящимися в реакторе парами исходного материала и/или разбавителя.
Жидкую фракцию исходного материала можно разделить на части и подавать в вертикальные реакторы в разных по высоте точках. В разные по высоте точки реакторов можно подавать исходный оксигенат, разбавитель либо одновременно исходный оксигенат и разбавитель. Обычно в разные по высоте точки реактора подают только разбавитель. Для подачи в вертикальные реакторы жидкой фракции исходного материала можно также использовать соответствующее сопло, распыляющее жидкость на отдельные капли определенного размера, которые увлекаются потоком подаваемого в вертикальные реакторы газа и твердых частиц и постепенно испаряются по высоте реакторов. Для более эффективного контроля и регулирования перепада температуры в вертикальных реакторах можно использовать любой из этих способов или одновременно оба способа. Устройства, предназначенные для подачи исходного жидкого материала в разные точки реактора, или конструкция сопла, распыляющего подаваемую в реактор жидкость на капли определенного размера, хорошо известны специалистам в данной области и поэтому не требуют подробного описания.
В качестве катализатора реакции конверсии оксигената в олефин обычно используют молекуляр
- 22 009856 ные сита и смеси молекулярных сит. Молекулярные сита подразделяются на цеолитные (цеолиты) или нецеолитные. Катализатор можно приготавливать из смеси цеолитных и нецеолитных молекулярных сит. Предпочтительно использовать катализаторы с нецеолитными молекулярными ситами. В качестве молекулярных сит при проведении реакций конверсии оксигената в олефины предпочтительно использовать молекулярные сита с узкими (или мелкими) и средними порами. В молекулярном сите с узкими порами их диаметр не превышает 5,0 А. В молекулярном сите со средними порами их диаметр лежит в пределах от 5,0 до 10,0 А.
В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров цеолитных молекулярных сит можно назвать морденит, шабазит, эрионит, Ζ8Μ-5, Ζ8Μ-34, Ζ8Μ-48 и их смеси. Методы получения таких молекулярных сит хорошо известны и не требуют подробного описания. К структурным типам молекулярных сит с мелкими порами, которые можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, относятся ΑΕΙ, ЛЕТ, АРС, ΑΤΝ, АТТ, АТУ, АУУ, ΒΙΚ, СА8, СНА, СН1, ПАС. ΌΌΒ, ΕΌΙ, ΕΒΙ, ООО, ΚΕΙ, ЬЕУ, ЬОУ, ЬТА, ΜΟΝ, РАИ, РН1, ВНО, ВОС, ТНО и их замещенные формы. К структурным типам молекулярных сит со средними порами, которые можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, относятся ΜΕΙ, ΜΕΕ, ΜΤУ, ЕИО, ΜΊΓ, НЕИ, ЕЕВ, АЕО, АЕЬ, ΤΟN и их замещенные формы.
К одной из групп нецеолитных молекулярных сит, которые можно использовать в качестве катализаторов реакции конверсии оксигенатов в олефины, относятся силикоалюмофосфаты (8АРО). Молекулярные сита 8АРО имеют трехмерную микропористую кристаллическую каркасную структуру, образованную тетраэдрическими фрагментами [81О2], [А1О2] и [РО2] с общими вершинами. Способ включения в такую структуру кремния можно определить с помощью 2981-ЯМР-анализа с вращением под магическим углом (2981-ВМУ-ЯМР) (см. В1аск\ге11 и Райои, 1. РЫ§. Сйет., 92, 1988, с. 3965). Молекулярные сита 8АРО имеют один или несколько пиков в 2981-ВМУ-ЯМР-спектре с химическим сдвигом δ(8ί) в диапазоне от -88 до -96 ч./млн и сплошной площадью пиков в диапазоне, составляющем по меньшей мере 20% от общей площади всех пиков, с химическим сдвигом δ(8ί) в диапазоне от -88 до -115 ч./млн, где химический сдвиг δ(8ί) определяется по отношению к внешнему стандарту, которым служит тетраметилсилан (ТМС).
При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом предпочтительно использовать силикоалюмофосфатные молекулярные сита с относительно низким отношением 81/А12. Обычно с уменьшением отношения 81/А12 уменьшается и селективность реакции в отношении насыщенных С4-С4углеводородов, в частности в отношении пропана. При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом отношение 81/А12 должно быть меньше 0,65, более предпочтительно меньше 0,4, наиболее предпочтительно меньше 0,32.
Силикоалюмофосфатные молекулярные сита обычно относят к микропористым материалам, имеющим 8-, 10- или 12-членные кольцевые структуры. Средний размер пор в таких кольцевых структурах обычно составляет от 3,5 до 15 А. Предпочтительно использовать молекулярные сита 8АРО с узкими порами, средний размер которых лежит в пределах от 3,5 до 5 А, более предпочтительно в пределах от 4,0 до 5,0 А. Поры с такими размерами обычно имеют молекулярные сита с 8-членными кольцами.
Обычно силикоалюмофосфатные молекулярные сита имеют молекулярный каркас, построенный из тетраэдрических фрагментов [81О2], [А1О2] и [РО2] с общими вершинами. Использование катализаторов с молекулярным каркасом такого типа обеспечивает эффективную конверсию различных оксигенатов в олефины.
В качестве примера силикоалюмофосфатных молекулярных сит, используемых в качестве катализаторов в процессе конверсии оксигенатов в олефины, можно назвать молекулярные сита типа 8АРО-5, 8АРО-8, 8 АРО-11, 8АРО-16, 8АРО-17, 8АРО-18, 8АРО-20, 8АРО-31, 8АРО-34, 8АРО-35, 8АРО-36, 8АРО-37, 8АРО-40, 8АРО-41, 8АРО-42, 8АРО-44, 8АРО-47, 8АРО-56, их металлсодержащие формы и их смеси. Предпочтительными являются молекулярные сита 8АРО-18, 8АРО-34, 8АРО-35, 8АРО-44 и 8АРО-47, из которых наиболее предпочтительными являются молекулярные сита 8АРО-18 и 8АРО-34, в том числе их металлсодержащие формы и их смеси. Под смесью в данном случае подразумевается соответствующая комбинация тех или иных молекулярных сит или вещество определенного состава из двух или нескольких компонентов в разных пропорциях, независимо от их физического состояния.
При необходимости силикоалюмофосфатный катализатор можно смешать с другими образующими олефины материалами, имеющими структуру молекулярного сита. В настоящее время существует несколько видов молекулярных сит, которые обладают различными свойствами. К структурным типам молекулярных сит с узкими порами, которые можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, относятся АЕГ АЕТ, АРС, АТ^ АТТ, АТУ, АУУ, ΒΙΚ, СА8, СНА, СШ, ПАС, ΌΌΒ, ЕШ ЕВ! ООО, ΚΕΙ, ЬЕУ, ЬОУ, ЬТА, ΜΟN, РАИ, РШ, ВНО, ВОС, ТНО и их замещенные формы. К структурным типам молекулярных сит со средними порами, которые можно использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом, относятся ΜΕΙ, ΜΗΕ ΜΤУ, ЕИО, УТТ, НЕИ, ЕЕВ, АЕО, АЕЬ, ΤΟN и их замещенные формы. К предпочтительным молекулярным ситам, которые можно использовать вместе с силикоалюмофосфатным катализатором, относятся Ζ8Μ-5, Ζ8Μ34, эрионит и шабазит.
- 23 009856
При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом в качестве катализатора можно также использовать и замещенные молекулярные сита 8АРО, образующие класс молекулярных сит, обычно называемых Ме8ЛРО. Способы получения молекулярных сит типа Ме8ЛРО хорошо известны. Подобные замещенные молекулярные сита 8ЛРО, такие как Ме8ЛРО, также можно с успехом использовать для конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом. К соответствующим не ограничивающим изобретение заместителям Ме в таких молекулярных ситах относятся никель, кобальт, марганец, цинк, титан, стронций, магний, барий и кальций. Такие заместители можно включать в состав молекулярного сита непосредственно в процессе синтеза молекулярных сит Ме8ЛРО. В другом варианте заместители можно включить в состав катализатора разными способами после синтеза молекулярных сит 8ЛРО или Ме8ЛРО. К таким не ограничивающим объем изобретения способам относятся ионный обмен, влажное вживление заместителей в кристаллическую решетку молекулярного сита, сухое смешение, влажное смешение, механическое смешение и их комбинации.
Молекулярные сита Ме8ЛРО обычно имеют узкие поры, размеры которых не превышают 5 А. В качестве не ограничивающих объем изобретения примеров таких молекулярных сит с узкими порами можно назвать №8ЛРО-34, Со8ЛРО-34, №8ЛРО-17, Со8ЛРО-17 и их смеси.
К другой группе молекулярных сит, которые можно использовать для конверсии оксигенатов в олефины предлагаемым в изобретении способом, относятся замещенные алюмофосфаты (АГРО), известные как МеАРО, при этом предпочтительны МеАРО с узкими порами. Способы получения таких молекулярных сит МеАРО хорошо известны. К не ограничивающим объем изобретения заместителям в этих молекулярных ситах относятся никель, кобальт, марганец, цинк, титан, стронций, магний, барий и кальций. Такие заместители можно включать в состав молекулярного сита непосредственно в процессе синтеза молекулярных сит МеАРО. В другом варианте заместители можно включить в состав катализатора разными способами после синтеза молекулярных сит АГРО или МеАРО. К таким не ограничивающим объем изобретения способам относятся ионный обмен, влажное вживление заместителей в кристаллическую решетку молекулярного сита, сухое смешение, влажное смешение, механическое смешение и их комбинации.
Молекулярное сито можно включить в состав твердого материала, предпочтительно твердых частиц, в количестве, достаточном для эффективного катализа необходимой реакции конверсии. Твердые частицы могут состоять из каталитически эффективного количества молекулярного сита и образующего матрицу материала, предпочтительно по меньшей мере из одного наполнителя и связующего, придающих твердой композиции требуемое свойство или требуемые свойства, например необходимую степень разбавления катализатора, механическую прочность и т.д. Такие образующие матрицу материалы часто бывают по своей природе пористыми в определенной степени и часто обладают определенной не избирательной каталитической активностью, способствуя образованию нежелательных продуктов, а также ускоряют или не ускоряют необходимую реакцию конверсии. К таким образующим матрицу материалам, т.е. наполнителям и связующим, относятся, например, различные синтетические вещества или материалы природного происхождения, оксиды металлов, глины, кремнеземы, глиноземы, кремнеземы-глиноземы, кремнеземы-магнезии, кремнеземы-диоксиды циркония, кремнеземы-диоксиды тория, кремнеземы-оксиды бериллия, кремнеземы-оксиды титана, кремнеземы-глиноземы-диоксиды тория, кремнеземыглиноземы-диоксиды циркония и смеси этих материалов.
Твердый катализатор предпочтительно содержит от 1 до 99 мас.%, более предпочтительно от 5 до 90 мас.%, наиболее предпочтительно от 10 до 80 мас.%, молекулярного сита, и от 1 до 99%, предпочтительно от 5 до 90 мас.%, наиболее предпочтительно от 10 до 80 мас.%, образующего матрицу материала.
Способы получения твердых каталитических композиций, в частности твердых частиц, состоящих из молекулярного сита и образующего матрицу материала, хорошо известны и поэтому не требуют подробного описания.
В состав катализатора могут входить также различные связующие, наполнители или другие материалы, повышающие его каталитическую активность, износостойкость, способность к восстановлению и придающие катализатору другие необходимые свойства. Целесообразно, чтобы в условиях реакции катализатор мог находиться в псевдоожиженном состоянии. Размеры частиц катализатора должны лежать в пределах от 5 до 3000 мкм, предпочтительно от 10 до 200 мкм, более предпочтительно от 20 до 150 мкм. Путем соответствующей обработки катализатору можно придать необходимые физические и химические свойства. Не ограничивающими объем изобретения примерами такой обработки являются обжиг, измельчение в шаровой мельнице, дробление, истирание, распылительная сушка, гидротермическая обработка, кислотная обработка, щелочная обработка и их комбинации.
Конверсию оксигенатов в олефины предлагаемым в изобретении способом в одном или нескольких блоках вертикальных реакторов РКУ следует проводить при приведенной скорости газа в реакторе, большей 1 м/с. В контексте настоящего изобретения приведенная скорость газа равна объемному расходу находящегося в парообразном состоянии исходного материала и любого разбавителя, деленному на площадь поперечного сечения реактора. Из-за наличия в продукте конверсии оксигената поднимающегося вверх по реактору легкого олефина приведенная скорость газа в разных точках реактора может быть разной в зависимости от общего количества молей газа, находящегося в этом месте реактора, и его попе
- 24 009856 речного сечения, температуры, давления и других параметров, от которых зависит работа реактора. Приведенная скорость газа, включая любой содержащийся в исходном материале разбавитель, в любой точке реактора не должна быть меньше 1 м/с. Предпочтительно, чтобы приведенная скорость газа в любой точке реактора превышала 2 м/с. Более предпочтительно, чтобы в любой точке реактора приведенная скорость газа была больше 2,5 м/с. Еще более предпочтительно, чтобы в любой точке реактора приведенная скорость газа была больше 4 м/с. Наиболее предпочтительно, чтобы приведенная скорость газа в любой точке реактора была более 8 м/с.
При таких приведенных скоростях газа вертикальный реактор начинает работать в пробковом режиме вытеснения двухфазного потока. При приведенной скорости газа свыше 1 м/с уменьшение осевой диффузии или обратного перемешивания газов приводит к снижению внутренней циркуляции содержащихся в потоке газа твердых частиц. (Идеальный пробковый режим с вытеснением двухфазного потока наступает в реакторе в тот момент, когда движение элементов однородного текучего реагента начинает напоминать движение пробок в направлении, параллельном оси реактора.) Снижение обратного перемешивания газов в реакторе при конверсии оксигенатов увеличивает селективность в отношении необходимых легких олефинов.
При приведенной скорости газа, равной или большей 1 м/с, выходящие из вертикальных реакторов газы могут уносить из реакторов существенную часть находящегося в них катализатора. По меньшей мере, часть катализатора, уносимого из реакторов газами, возвращают обратно в реакторы и снова используют в реакторах для конверсии подаваемого в них исходного материала.
Массовый расход катализатора, состоящего из молекулярного сита и других материалов, таких как связующие, наполнители и т.д., должен превышать в 1-100 раз, более предпочтительно в 10-80 раз, наиболее предпочтительно в 10-50 раз, общий расход подаваемых в реактор оксигенатов.
Температура конверсии оксигенатов в легкие олефины может меняться в широких пределах в зависимости, по меньшей мере частично, от катализатора, содержащейся в катализаторе части восстановленного катализатора и конструкции реакторов и всей установки. Процесс конверсии оксигенатов в легкие олефины не ограничен какой-либо конкретной температурой, однако, для получения лучших результатов температура реакции должна составлять от 200 до 1000°С, более предпочтительно от 200 до 700°С, еще более предпочтительно от 250 до 600°С, наиболее предпочтительно от 300 до 500°С. При снижении температуры обычно снижается скорость реакции и существенно падает скорость образования получаемого легкого олефина. С другой стороны, при температурах, превышающих 700°С, не происходит образования оптимального количества легких олефинов и одновременно резко возрастает скорость образования на катализаторе отложений из кокса и насыщенных легких олефинов.
Легкие олефины, хотя и не всегда в оптимальных количествах, образуются в широком диапазоне давлений, которые могут меняться в пределах от 0,1 кПа до 5 МПа, при этом объем изобретения не ограничен этими значениями. Предпочтительно давление в реакторах должно лежать в пределах от 5 кПа до 1 МПа, более предпочтительно от 20 до 500 кПа. Приведенные выше значения давления не относятся к возможному разбавителю, а являются парциальным давлением исходного материала, представляющего собой кислородсодержащие соединения (оксигенаты) и/или их смеси. При конверсии углеводородов предлагаемым в изобретении способом можно работать и с давлениями, выходящими за указанные выше пределы. Предлагаемый в изобретении способ не исключает возможности получения легких олефинов и при меньших, и при больших давлениях, которые могут отрицательно сказаться на селективности, глубине конверсии, скорости образования кокса и/или скорости реакции.
Конверсия углеводородов предлагаемым в изобретении способом может происходить в широком диапазоне среднечасовых скоростей подачи сырья (СЧСПС), которые определяются общей массой подаваемых в вертикальные реакторы оксигенатов в течение каждого часа, деленной на массу находящегося в реакторах молекулярного сита катализатора. При расчете общей массы учитывают и парообразную, и жидкую фазы всех подаваемых в реакторы оксигенатов. Несмотря на возможное наличие в катализаторе других материалов, обладающих инертными свойствами, наполнителей или связующих, при вычислении СЧСПС учитывают только массу молекулярного сита, находящегося в вертикальных реакторах. Для псевдоожижения находящегося в реакторе в условиях реакции катализатора СЧСПС оксигенатов должна быть достаточно высокой. Обычно при конверсии оксигенатов СЧСПС должна составлять от 1 до 5000 ч-1, более предпочтительно от 2 до 3000 ч-1, наиболее предпочтительно от 5 до 1500 ч-1. Было установлено, что при конверсии оксигенатов в олефины при СЧСПС, большей 20 ч-1, происходит уменьшение количества метана, содержащегося в продукте конверсии. Поэтому при конверсии оксигенатов предлагаемым в изобретении способом СЧСПС не должна быть меньше 20 ч-1. При наличии в исходном материале метанола, диметилового эфира или их смесей СЧСПС должна быть больше 20 ч-1, предпочтительно должна лежать в пределах от 20 до 300 ч-1.
Предлагаемый в изобретении способ конверсии углеводородов может предусматривать дополнительную стадию получения оксигенатов из других углеводородов, таких как нефть, уголь, битуминозный песок, сланец, биомасса и природный газ. Способы получения оксигенатов из таких углеводородов хорошо известны. К таким способам относятся, в частности, получение спирта или простого эфира путем ферментации, получение синтез-газа и его последующая конверсия в спирт или простой эфир. Синтез-газ
- 25 009856 можно получать разными известными способами, например конверсией с водяным паром, автотермическим реформингом и частичным окислением.
Для специалистов в данной области очевидно, что из олефинов, полученных в результате конверсии оксигенатов, можно путем полимеризации получать полиолефины, в частности полиэтилен и полипропилен. Способы получения полиолефинов из олефинов хорошо известны в данной области. Предпочтительны при этом каталитические процессы полимеризации. К наиболее предпочтительным катализаторам относятся металлоцены, катализатор Циглера-Натта и кислотные каталитические системы. Ссылки на такие катализаторы можно найти, например, в патентах υδ 3258455, ϋδ 3305538, ϋδ 3364190, ϋδ 5892079, υδ 4659685, υδ 4076698, υδ 3645992, υδ 4302565 и υδ 4243691. Обычно при полимеризации полиолефинов полученный в результате конверсии олефин обрабатывают образующим полиолефин катализатором при необходимых для образования полиолефина давлении и температуре.
Предпочтительно в качестве образующего полиолефин катализатора использовать металлоценовый катализатор. Полимеризацию олефинов предпочтительно проводят при температуре от 50 до 240°С при низком, среднем или высоком давлении в пределах от 1 до 200 бар. Полимеризацию в растворе с использованием инертного разбавителя проводят предпочтительно при давлении от 10 до 150 бар и при температуре от 120 до 230°С. Полимеризацию олефинов в газовой фазе обычно проводят при температуре от 60 до 160°С и при давлении от 5 до 50 бар.
Помимо полиолефинов из полученных предлагаемым в изобретении способом конверсии оксигенатов (углеводородов) олефинов можно получить другие производные олефинов. К таким не ограничивающим изобретение производным олефинов относятся альдегиды, спирты, уксусная кислота, линейные альфа-олефины, винилацетат, этилендихлорид и винилхлорид, а также этилбензол, этиленоксид, этиленгликоль, кумол, изопропиловый спирт, акролеин, аллилхлорид, пропиленоксид, акриловая кислота, этилен-пропиленовые каучуки и акрилонитрил, тримеры и димеры этилена, пропилена или бутиленов. Способы получения таких производных олефинов достаточно хорошо известны и поэтому не требуют отдельного рассмотрения.

Claims (22)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Система реакторов для конверсии углеводородов, содержащая первый блок реакторов конверсии метанола в олефины, в котором получают продукт с первым отношением этилена к пропилену, второй блок реакторов конверсии метанола в олефины, в котором получают продукт с другим отношением этилена к пропилену, регенератор, предназначенный для обработки, по меньшей мере, частично потерявшего свою каталитическую активность катализатора с получением из него восстановленного катализатора, первый трубопровод, по которому, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор подают в регенератор из первого и второго блоков реакторов конверсии метанола в олефины, и второй трубопровод, по которому восстановленный катализатор подают из регенератора в первый и второй блоки реакторов конверсии метанола в олефины.
  2. 2. Система реакторов по п.1, в которой на первом трубопроводе установлен первый десорбер, в котором, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор обрабатывают первым десорбирующим агентом.
  3. 3. Система реакторов по п.2, в которой на первом трубопроводе установлен второй десорбер, в котором, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор обрабатывают вторым десорбирующим агентом.
  4. 4. Система реакторов по п.3, в которой в первом и втором десорберах обрабатывают, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность катализатор из первого и второго блоков реакторов конверсии метанола в олефины.
  5. 5. Система реакторов по п.1, в которой по меньшей мере один блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из четырех вертикальных реакторов.
  6. 6. Система реакторов по п.1, в которой по меньшей мере один блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из нескольких вертикальных реакторов и имеет сборник катализатора, из которого катализатор можно подавать в вертикальные реакторы.
  7. 7. Система реакторов по п.6, в которой каждый вертикальный реактор имеет первый конец, через который в него подается катализатор, и второй конец, через который из него выходит катализатор, при этом, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет зону сепарации, в которую из вторых концов вертикальных реакторов попадают катализатор и продукты реакции, протекающей, по меньшей мере, в первом или втором блоке реакторов конверсии метанола в олефины, и в которой катализатор отделяется от продуктов реакции, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет обратный канал или трубопровод для прохода катализатора, соединяющий зону сепарации со сборником катализатора, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет распределитель исходного материала, содержащий по меньшей мере одну головку, расположенную рядом с первыми концами вертикальных реакторов, и несколько вертикальных реакторов, по меньшей мере, первого или второго блока реакторов кон
    - 26 009856 версии метанола в олефины расположены в имеющем стенку общем корпусе.
  8. 8. Система реакторов по п.7, в которой обратный трубопровод для прохода катализатора расположен снаружи от вертикальных реакторов и в которой количество обратных трубопроводов, по меньшей мере, в первом или втором блоке реакторов конверсии метанола в олефины равно количеству вертикальных реакторов, по меньшей мере, в первом или втором блоке реакторов конверсии метанола в олефины.
  9. 9. Система реакторов по п.7, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет несколько обратных трубопроводов для прохода катализатора.
  10. 10. Система реакторов по п.9, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет регуляторы расхода катализатора, установленные на всех обратных трубопроводах.
  11. 11. Система реакторов по п.7, в которой в зоне сепарации расположен отстойник, в котором собирается катализатор, отбираемый затем из зоны сепарации.
  12. 12. Система реакторов по п.7, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины имеет по меньшей мере один сепаратор, выбранный из группы, включающей циклонный сепаратор, фильтр, отражатель и их комбинации.
  13. 13. Система реакторов по п.1, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из нескольких вертикальных реакторов высотой от 10 до 70 м каждый.
  14. 14. Система реакторов по п.1, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из нескольких вертикальных реакторов шириной от 1 до 3 м каждый.
  15. 15. Система реакторов по п.1, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из нескольких вертикальных реакторов, разница площадей поперечного сечения которых в каждом блоке не превышает 20%.
  16. 16. Система реакторов по п.1, в которой, по меньшей мере, первый или второй блок реакторов конверсии метанола в олефины состоит из нескольких вертикальных реакторов, разница площадей поперечного сечения которых в каждом блоке не превышает 1%.
  17. 17. Система реакторов для конверсии углеводородов, содержащая первый блок реакторов конверсии метанола в олефины, состоящий из первой группы вертикальных реакторов, в которых получают продукт с первым отношением этилена к пропилену, второй блок реакторов конверсии метанола в олефины, состоящий из второй группы вертикальных реакторов, в которых получают продукт с другим отношением этилена к пропилену, при этом первый и второй блоки реакторов конверсии метанола в олефины имеют первый конец, через который в них подается катализатор, и второй конец, через который из них выходит катализатор, регенератор со входом и выходом, трубопровод для прохода катализатора с несколькими первыми концами, соединенными со вторыми концами первого и второго блоков реакторов конверсии метанола в олефины, и вторым концом, соединенным со входом регенератора, и обратный трубопровод для прохода катализатора, первый конец которого соединен с выходом регенератора, второй конец соединен с первым блоком реакторов конверсии метанола в олефины, в который через этот конец подается первая часть обработанного в регенераторе катализатора, а третий конец соединен со вторым блоком реакторов конверсии метанола в олефины, в который через этот конец подается вторая часть обработанного в регенераторе катализатора.
  18. 18. Система реакторов по п.17, содержащая первый десорбер, первый вход которого соединен со вторыми концами первого и второго блоков реакторов конверсии метанола в олефины, а выход соединен с регенератором, и первый трубопровод, который первым концом соединен с выходом первого десорбера, а вторым концом соединен с регенератором.
  19. 19. Способ восстановления каталитической активности отработанного катализатора, заключающийся в том, что, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность отработанный катализатор отбирают из первого блока реакторов конверсии метанола в олефины, в котором получают продукт с первым отношением этилена к пропилену, и из второго блока реакторов конверсии метанола в олефины, в котором получают продукт с другим, вторым отношением этилена к пропилену, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность отработанный катализатор нагревают в условиях, при которых он превращается в восстановленный катализатор, и подают восстановленный катализатор в первый и второй блоки реакторов конверсии метанола в олефины.
  20. 20. Способ по п.19, в котором, по меньшей мере, частично потерявший свою каталитическую активность отработанный катализатор обрабатывают десорбирующим агентом в условиях, при которых из него удаляются образовавшиеся в нем углеводородсодержащие отложения.
  21. 21. Способ по п.19, в котором в первом блоке реакторов конверсии метанола в олефины получают, в основном, этилен.
  22. 22. Способ по п.19, в котором во втором блоке реакторов конверсии метанола в олефины получают, в основном, пропилен.
EA200500425A 2002-09-30 2003-05-16 Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов EA009856B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US10/260,263 US20040064007A1 (en) 2002-09-30 2002-09-30 Method and system for regenerating catalyst from a plurality of hydrocarbon conversion apparatuses
PCT/US2003/016073 WO2004031327A1 (en) 2002-09-30 2003-05-16 Catalyst regenerator linked with a plurality of reactors

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200500425A1 EA200500425A1 (ru) 2005-12-29
EA009856B1 true EA009856B1 (ru) 2008-04-28

Family

ID=32029647

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200500425A EA009856B1 (ru) 2002-09-30 2003-05-16 Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов

Country Status (6)

Country Link
US (2) US20040064007A1 (ru)
EP (1) EP1549724A1 (ru)
CN (1) CN100448948C (ru)
AU (1) AU2003239548A1 (ru)
EA (1) EA009856B1 (ru)
WO (1) WO2004031327A1 (ru)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2507002C2 (ru) * 2008-06-30 2014-02-20 Юоп Ллк Система извлечения катализатора конверсии оксигенатов в олефины с башней гашения реакции, использующая низкотемпературную сушильную камеру с псевдоожиженным слоем
US11247198B2 (en) 2017-11-29 2022-02-15 Dalian Institute Of Chemical Physics, Chinese Academy Of Sciences Molecular sieve catalyst, preparation method therefor and application thereof

Families Citing this family (28)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7083762B2 (en) * 2002-10-18 2006-08-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor with centralized catalyst return
US9228186B2 (en) 2002-11-14 2016-01-05 Thermo Fisher Scientific Inc. Methods and compositions for selecting siRNA of improved functionality
US7829750B2 (en) * 2004-12-30 2010-11-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
US7829030B2 (en) * 2004-12-30 2010-11-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
WO2007135047A1 (en) 2006-05-19 2007-11-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for the alkylation of a cycloalkene
WO2007135053A1 (en) 2006-05-19 2007-11-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for the preparation of c5 and/or c6 olefins
US20100174129A1 (en) * 2006-12-29 2010-07-08 Bauman Richard F High throughput propylene from methanol catalytic process development method
CN101157593B (zh) 2007-03-07 2010-09-22 中国科学院大连化学物理研究所 由甲醇或/和二甲醚生产低碳烯烃的方法
CN102974390A (zh) 2007-04-26 2013-03-20 约翰逊马西有限公司 过渡金属/沸石scr催化剂
WO2009065851A1 (en) 2007-11-19 2009-05-28 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for the preparation of an olefin
JP2011504466A (ja) 2007-11-19 2011-02-10 シエル・インターナシヨナル・リサーチ・マートスハツペイ・ベー・ヴエー オレフィン生成物の調製方法
FR2932495B1 (fr) * 2008-06-17 2011-03-25 Inst Francais Du Petrole Dispositif de controle des conditions operatoires dans une unite de craquage catalytique a deux risers.
AU2009331847B2 (en) 2008-12-22 2012-06-07 Air Products And Chemicals, Inc. Process to prepare methanol and/or dimethylether
CN101683602B (zh) * 2009-06-03 2012-05-09 赛鼎工程有限公司 一种催化剂可连续反应与再生的移动床反应器装置及其使用方法
US8586685B2 (en) 2009-07-23 2013-11-19 Univation Technologies, Llc Polymerization reaction system
US20110300026A1 (en) * 2010-06-03 2011-12-08 Uop Llc Two Stage Oxygenate Conversion Reactor with Improved Selectivity
US9233885B2 (en) * 2010-06-03 2016-01-12 Uop Llc Two stage oxygenate conversion reactor with improved selectivity
US20130130889A1 (en) * 2011-11-17 2013-05-23 Stone & Webster Process Technology, Inc. Process for maximum distillate production from fluid catalytic cracking units (fccu)
CN103120918B (zh) * 2011-11-18 2015-06-10 中国石油化工股份有限公司 含氧化合物转化制低碳烯烃的反应装置
US20150005553A1 (en) * 2013-06-26 2015-01-01 Uop Llc Dual Riser Vortex Separation System
US8999248B1 (en) 2013-11-04 2015-04-07 Uop Llc Reactor with clustered separation devices
US9399603B2 (en) * 2013-11-25 2016-07-26 Uop Llc Increased conversion of recycled oxygenates in MTO
WO2016109379A1 (en) * 2014-12-30 2016-07-07 Shell Oil Company An oxygenate to olefins conversion reactor system and process for converting oxygenates to olefins
JP6921119B2 (ja) 2016-04-29 2021-08-18 ビーエーエスエフ コーポレーション Ｆｃｃ触媒不活性化のための新規な環式金属不活性化ユニットの設計
US10646862B2 (en) * 2016-12-15 2020-05-12 Exxonmobil Research And Engineering Company Upgrading fuel gas using stoichiometric air for catalyst regeneration
CN108786671B (zh) 2017-04-27 2021-04-23 中国科学院大连化学物理研究所 甲醇和/或二甲醚与苯制对二甲苯联产低碳烯烃的流化床装置及方法
US11712675B2 (en) 2017-11-30 2023-08-01 Dalian Institute Of Chemical Physics, Chinese Academy Of Sciences Molecular sieve-based catalyst modification apparatus, and method
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

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2847364A (en) * 1952-09-12 1958-08-12 Gulf Research Development Co Process for conversion of hydrocarbons and for transport of solid particles
US4116814A (en) * 1977-07-18 1978-09-26 Mobil Oil Corporation Method and system for effecting catalytic cracking of high boiling hydrocarbons with fluid conversion catalysts
US5198590A (en) * 1992-01-28 1993-03-30 Arco Chemical Technology, L.P. Hydrocarbon conversion
WO2001060951A1 (en) * 2000-02-16 2001-08-23 Indian Oil Corporation Limited A multi stage selective catalytic cracking process and a system for producing high yield of middle distillate products from heavy hydrocarbon feedstocks
WO2001085872A2 (en) * 2000-05-04 2001-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor

Family Cites Families (79)

* 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
USB632416I5 (ru) * 1956-03-01 1976-03-09
NZ126521A (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
US3969426A (en) * 1974-10-17 1976-07-13 Mobil Oil Corporation Conversion of methanol to products comprising gasoline boiling components
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
IT1160881B (it) * 1978-10-24 1987-03-11 Pavesi & C Spa Off Mec Dispositivo per l'inserimento di matasse preavvolte nelle scanalature dello statore di macchine dinamoelettriche
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
US4677243A (en) * 1982-10-04 1987-06-30 Union Carbide Corporation Production of light olefins from aliphatic hetero compounds
US4499327A (en) * 1982-10-04 1985-02-12 Union Carbide Corporation Production of light olefins
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
US4741883A (en) * 1984-07-18 1988-05-03 Mobil Oil Corp. FCC catalyst separation apparatus
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
US4814541A (en) * 1987-07-07 1989-03-21 Uop Chemical conversion process
US4861938A (en) * 1987-07-07 1989-08-29 Uop Chemical conversion process
US4873390A (en) * 1987-07-07 1989-10-10 Uop Chemical conversion process
US4973792A (en) * 1987-07-07 1990-11-27 Uop Chemical conversion process
JPH0791343B2 (ja) * 1987-07-17 1995-10-04 三井石油化学工業株式会社 超高分子量ポリオレフイン変性物の製造方法
US4874503A (en) * 1988-01-15 1989-10-17 Mobil Oil Corporation Multiple riser fluidized catalytic cracking process employing a mixed catalyst
US4935568A (en) * 1988-12-05 1990-06-19 Mobil Oil Corporation Multistage process for oxygenate conversion to hydrocarbons
US5271905A (en) * 1990-04-27 1993-12-21 Mobil Oil Corporation Apparatus for multi-stage fast fluidized bed regeneration of catalyst
US5157181A (en) * 1990-12-03 1992-10-20 Uop Moving bed hydrocarbon conversion process
US5157193A (en) * 1991-01-15 1992-10-20 Energia Andina Ltd. Preparing lower alkenes from methanol
FR2672590B1 (fr) * 1991-02-07 1993-04-23 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de conversion catalytique en lit entraine d'une charge contenant un compose oxygene.
US5095163A (en) * 1991-02-28 1992-03-10 Uop Methanol conversion process using SAPO catalysts
US5194227A (en) * 1991-10-02 1993-03-16 Ashland Oil, Inc. Multiple wye catalytic cracker and process for use
US5191141A (en) * 1991-11-13 1993-03-02 Uop Process for converting methanol to olefins using an improved metal aluminophosphate catalyst
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
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
US5343830A (en) * 1993-03-25 1994-09-06 The Babcock & Wilcox Company Circulating fluidized bed reactor with internal primary particle separation and return
FI98529C (fi) * 1994-03-31 1997-07-10 Neste Oy Menetelmä ja laitteisto keveiden olefiinien valmistamiseksi
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
EP0906152B1 (en) * 1996-05-29 2004-10-20 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Hydrocarbon conversion catalyst and its use
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
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
US5952538A (en) * 1996-12-31 1999-09-14 Exxon Chemical Patents Inc. Use of short contact time in oxygenate conversion
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
US5960643A (en) * 1996-12-31 1999-10-05 Exxon Chemical Patents Inc. Production of ethylene using high temperature demethanization
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
US6051746A (en) * 1997-06-18 2000-04-18 Exxon Chemical Patents Inc. Oxygenate conversions using modified small pore molecular sieve catalysts
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
US5927063A (en) * 1997-08-19 1999-07-27 Exxon Chemical Patents Inc. High efficiency reformed methanol gas turbine power plants
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
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
US6482999B2 (en) 1999-02-17 2002-11-19 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Method for improving light olefin selectivity in an oxygenate conversion reaction
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
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
US6166282A (en) * 1999-08-20 2000-12-26 Uop Llc Fast-fluidized bed reactor for MTO process
US7122160B2 (en) * 2002-09-24 2006-10-17 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Reactor with multiple risers and consolidated transport
US7083762B2 (en) * 2002-10-18 2006-08-01 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor with centralized catalyst return

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2847364A (en) * 1952-09-12 1958-08-12 Gulf Research Development Co Process for conversion of hydrocarbons and for transport of solid particles
US4116814A (en) * 1977-07-18 1978-09-26 Mobil Oil Corporation Method and system for effecting catalytic cracking of high boiling hydrocarbons with fluid conversion catalysts
US5198590A (en) * 1992-01-28 1993-03-30 Arco Chemical Technology, L.P. Hydrocarbon conversion
WO2001060951A1 (en) * 2000-02-16 2001-08-23 Indian Oil Corporation Limited A multi stage selective catalytic cracking process and a system for producing high yield of middle distillate products from heavy hydrocarbon feedstocks
WO2001085872A2 (en) * 2000-05-04 2001-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multiple riser reactor

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2507002C2 (ru) * 2008-06-30 2014-02-20 Юоп Ллк Система извлечения катализатора конверсии оксигенатов в олефины с башней гашения реакции, использующая низкотемпературную сушильную камеру с псевдоожиженным слоем
US11247198B2 (en) 2017-11-29 2022-02-15 Dalian Institute Of Chemical Physics, Chinese Academy Of Sciences Molecular sieve catalyst, preparation method therefor and application thereof

Also Published As

Publication number Publication date
CN100448948C (zh) 2009-01-07
EA200500425A1 (ru) 2005-12-29
CN1685034A (zh) 2005-10-19
US20040064007A1 (en) 2004-04-01
WO2004031327A1 (en) 2004-04-15
AU2003239548A1 (en) 2004-04-23
US20070197846A1 (en) 2007-08-23
EP1549724A1 (en) 2005-07-06
US8299314B2 (en) 2012-10-30

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA009856B1 (ru) Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов
EA009015B1 (ru) Блок вертикальных реакторов с общим обратным каналом системы циркуляции катализатора
EP1299504B1 (en) An oxygenate to olefin conversion process by means of a multiple riser reactor
EP1565541B1 (en) Reactor with multiple risers and consolidated transport
EP1833946B1 (en) Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
US7396971B2 (en) Two stage hydrocarbon conversion reaction system
AU2001259243A1 (en) Multiple riser reactor
EA002261B1 (ru) Способ конверсии оксигенатов для получения легких олефинов
WO2002026677A2 (en) A methanol, olefin, and hydrocarbon synthesis process
EA014261B1 (ru) Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц
EA017526B1 (ru) Превращение оксигенатов под высоким давлением и с высокой производительностью с циклом воздействия на катализатор
US7214636B2 (en) Catalyst regenerator for reducing entrained catalyst loss
US7829750B2 (en) Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content
JP2002241765A (ja) 重質油の流動接触分解方法
EA009365B1 (ru) Способ конверсии оксигенатов в олефины в вертикальном реакторе

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

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): RU