EA014261B1 - Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц - Google Patents

Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц Download PDF

Info

Publication number
EA014261B1
EA014261B1 EA200801975A EA200801975A EA014261B1 EA 014261 B1 EA014261 B1 EA 014261B1 EA 200801975 A EA200801975 A EA 200801975A EA 200801975 A EA200801975 A EA 200801975A EA 014261 B1 EA014261 B1 EA 014261B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
catalyst
transition zone
gas
particles
less
Prior art date
Application number
EA200801975A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200801975A1 (ru
Inventor
Джеймс Х. Бич
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 EA200801975A1 publication Critical patent/EA200801975A1/ru
Publication of EA014261B1 publication Critical patent/EA014261B1/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
    • B01J8/0015—Feeding of the particles in the reactor; Evacuation of the particles out of the reactor
    • B01J8/003—Feeding of the particles in the reactor; Evacuation of the particles out of the reactor in a downward flow
    • 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
    • B01J38/12—Treating with free oxygen-containing gas
    • B01J38/30—Treating with free oxygen-containing gas in gaseous suspension, e.g. fluidised bed
    • 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
    • B01J38/12—Treating with free oxygen-containing gas
    • B01J38/30—Treating with free oxygen-containing gas in gaseous suspension, e.g. fluidised bed
    • B01J38/32—Indirectly heating or cooling material within regeneration zone or prior to entry into regeneration zone
    • 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
    • B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
    • B01J8/0065—Separating solid material from the gas/liquid stream by impingement against stationary members
    • 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
    • B01J8/008—Details of the reactor or of the particulate material; Processes to increase or to retard the rate of reaction
    • 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
    • B01J8/1818—Feeding of the fluidising gas
    • 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
    • B01J8/1818—Feeding of the fluidising gas
    • B01J8/1827—Feeding of the fluidising gas the fluidising gas being a reactant
    • 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
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/20—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon starting from organic compounds containing only oxygen atoms as heteroatoms
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/42—Catalytic treatment
    • C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
    • C10G3/48—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support
    • C10G3/49—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support containing crystalline aluminosilicates, e.g. molecular sieves
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/54—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed
    • C10G3/55—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds
    • C10G3/57—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds according to the fluidised bed technique
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00168—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles
    • B01J2208/00212—Plates; Jackets; Cylinders
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00584—Controlling the density
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00796—Details of the reactor or of the particulate material
    • B01J2208/00823—Mixing elements
    • B01J2208/00831—Stationary elements
    • B01J2208/0084—Stationary elements inside the bed, e.g. baffles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/82—Phosphates
    • C07C2529/84—Aluminophosphates containing other elements, e.g. metals, boron
    • C07C2529/85—Silicoaluminophosphates (SAPO compounds)
    • 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
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
    • C10G2300/308—Gravity, density, e.g. API
    • 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
    • C10G2300/4018—Spatial velocity, e.g. LHSV, WHSV
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/802—Diluents
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/02—Gasoline
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/20—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry using bio-feedstock

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Separation Of Gases By Adsorption (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

В изобретении описана реакционная система газа/твердых частиц для улучшения выделения продукта в реакционной системе из нескольких реакторов. Твердые частицы получаемых потоков газа/твердых частиц из нескольких реакторов выделяют в разделительном сосуде, обладающем переходной зоной, оборудованной отражательными пластинами. Когда твердые частицы проходят по оборудованной отражательными пластинами переходной зоне, из этих твердых частиц десорбируют дополнительный парообразный продукт. Затем твердые частицы возвращают в несколько реакторов.

Description

Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к устройству и способу отделения газов от твердых каталитических частиц в реакционной системе с использованием потока газа/твердых частиц.
Предпосылки создания изобретения
Вертикальные трубные реакторы обеспечивают создание удобной реакционной системы для осуществления реакций газа/твердых частиц. Газофазные реагенты могут быть введены в контакт с твердым катализатором, когда они находятся внутри вертикального трубного реактора, для превращения этих реагентов в целевой продукт. При выходе из вертикальной трубы продукт превращения отделяют от твердых частиц для выделения катализатора.
В реакционных системах, в которых во время каждого цикла прохождения системы регенерируют только часть твердого катализатора, пары продукта, образующиеся во время одного прохода по стояку или вертикальному трубному реактору, могут оставаться с катализатором во время следующего прохода по вертикальному трубному реактору. Проходящие по вертикальному трубному реактору во второй раз пары продукта могут привести к избыточной реакции, которая может, в свою очередь, привести к образованию нежелательных продуктов и возможно к снижению технологической эффективности реакционной системы.
Эти проблемы в еще большей мере усложняются в реакторных системах, обладающих несколькими вертикальными трубами. Для того чтобы сохранить контроль над ходом реакции газа/твердых частиц, среднее состояние твердого катализатора во всех вертикальных трубах должно быть одинаковым. Для достижения этого во все из нескольких вертикальных труб должно быть введено примерно одинаковое количество регенерированного и нерегенерированного катализатора.
В И8 4364905 описана реакционная система ФКК (флюид-каталитический крекинг) с единственным вертикальным трубным реактором для улучшения отделения захватываемых паров продукта от отработанного катализатора. Когда отработанный катализатор проходит через участок отражательных пластин, через него пропускают десорбционный газ. Затем весь катализатор направляют в регенератор.
Что необходимо, так это система и способ улучшения отделения продукта газофазного превращения от каталитических твердых частиц. Эти система и способ должны быть совместимыми с реакционными системами, обладающими несколькими вертикальными трубами. Эти система и способ должны также позволить примерно равномерно распределять регенерированные и нерегенерированные каталитические частицы в нескольких вертикальных трубах.
Краткое изложение сущности изобретения
В одном из вариантов объектом изобретения является способ выделения движущихся твердых частиц, включающий следующие стадии:
выделение из потока газа/твердых частиц потока более высокой плотности, включающего основную часть твердых частиц, содержащихся в потоке газа/твердых частиц;
перенос твердых частиц из потока более высокой плотности по переходной зоне при расходе твердых частиц в переходной зоне по меньшей мере 100 кг/м2-с в присутствии вытесняющего газа, движущегося противоточно относительно потока средних твердых частиц; и затем отвод обработанных вытесняющим газом твердых частиц из переходной зоны.
В родственном варианте твердые частицы включают каталитические частицы, содержащие молекулярное сито с углеводородом и/или оксигенированным углеводородом на нем или в нем. Углеводород и/или оксигенированный углеводород вытесняют, что необязательно, из каталитических частиц в переходной зоне при эффективности вытеснения по меньшей мере 50%. Каталитические частицы содержат, что необязательно, молекулярное сито, предпочтительно 8ЛРО молекулярное сито, более предпочтительно молекулярные сита 8ЛРО 18 и 8ЛРО 34, а еще более предпочтительно молекулярное сито 8ЛРО 34.
В одном из вариантов переходная зона включает:
(а) впускное приспособление для твердых частиц, (б) выпускное приспособление для твердых частиц, обладающее площадью А, и (в) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное по вертикали на расстоянии Ό от выпускного приспособления для твердых частиц, где Ό и А связаны функцией Ό=ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5, предпочтительно от 0,8 до 1,1.
В родственном варианте переходная зона включает по меньшей мере один слой отражательных пластин, где впускные приспособления для вытесняющего газа находятся либо (I) вблизи слоя отражательных пластин, ближайшего к выпускному приспособлению для твердых частиц, либо (II) между выпускным приспособлением для твердых частиц и слоем отражательных пластин, ближайшим к выпускному приспособлению для твердых частиц.
В предпочтительном варианте (I) каталитические частицы характеризуются средним расходом по переходной зоне в интервале от 125 до 488 кг/м2-с, (II) каталитические частицы характеризуются средней продолжительностью пребывания катализа
- 1 014261 тора в переходных зонах в интервале от 5 с до 10 мин и (III) каталитические частицы в переходной зоне обладают средним градиентом плотности катализатора 525 кг/м3-м или меньше, (IV) по меньшей мере 95 мас.% каталитических частиц в переходной зоне характеризуются средним размером частиц 125 мкм или меньше в пересчете на общую массу каталитических частиц в переходной зоне; и (V) Ό составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х 104 мм2.
В одном из вариантов катализатор отводят из переходной зоны через выпускное приспособление для твердых частиц и в стояк, обладающий площадью поперечного сечения не больше А. Хотя в этом необходимости нет, переходная зона может включать несколько выпускных приспособлений для твердых частиц, каждое из которых обладает площадью поперечного сечения, равной А. Катализатор отводят из переходной зоны через несколько выпускных приспособлений для твердых частиц в нескольких стояках. Каждый из стояков обладает входным концом, непосредственно связанным с одним из выпускных приспособлений переходной зоны для твердых частиц. Каждый стояк обладает, что необязательно, такой же площадью поперечного сечения, как выпускное приспособление переходной зоны, с которым этот стояк соединен, т.е. как выпускное приспособление переходной зоны для твердых частиц, так и стояк, с которым оно соединяется, обладают площадями поперечного сечения, равными.
В предпочтительном варианте выпускные приспособления стояков и переходной зоны обладают круглым поперечным сечением.
Тем не менее в еще одном варианте выполнения изобретения его объектом является способ выделения движущихся каталитических частиц, включающий следующие стадии:
выделение из потока газа/катализатора потока более высокой плотности, включающего основную часть каталитических частиц, содержащихся в потоке газа/катализатора;
перенос каталитических частиц из потока более высокой плотности по переходной зоне при расходе катализатора в переходной зоне в интервале от 125 до 488 кг/м2-с в присутствии водяного пара, причем этот водяной пар движется противоточно относительно потока средних каталитических частиц при приведенной скорости по меньшей мере 0,09 м/с, каталитические частицы в переходной зоне характеризуются средним градиентом плотности катализатора 525 кг/м3-м или меньше;
каталитические частицы характеризуются средней продолжительностью пребывания катализатора в переходных зонах в интервале от 5 с до 10 мин, по меньшей мере 95 мас.% каталитических частиц в переходной зоне характеризуются средним размером 125 мкм или меньше в пересчете на общую массу каталитических частиц в переходной зоне; а затем перенос обработанных вытесняющим газом каталитических частиц из переходной зоны, которая включает:
(а) впускное приспособление для твердых частиц для переноса катализатора в переходную зону, (б) выпускное приспособление для твердых частиц, обладающее площадью поперечного сечения А, для переноса катализатора из переходной зоны, (в) слой отражательных пластин, расположенный между впускным приспособлением для твердых частиц и выпускным приспособлением для твердых частиц, и (г) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное на расстоянии Ό от выпускного приспособления для твердых частиц и либо (I) вблизи слоя отражательных пластин, либо (II) между выпускным приспособлением для твердых частиц и слоем отражательных пластин; где Ό и А связаны функцией Ό=ΚΑ0,5, в которой К находится в интервале от 0,3 до 1,5 (предпочтительно от 0,8 до 1,1); Ό составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х 104 мм2.
Однако в еще одном варианте выполнения изобретения его объектом является способ выделения твердых частиц из потока газа/твердых частиц, включающий следующие стадии:
получение потока газа/твердых частиц проведением реакции превращения оксигената в олефин в вертикальном трубном реакторе;
выделение из потока газа/твердых частиц потока более высокой плотности, включающего основную часть твердых частиц, содержащихся в потоке газа/твердых частиц;
перенос твердых частиц из каждого потока более высокой плотности в переходную зону;
перенос твердых частиц из потока более высокой плотности по переходной зоне при расходе твердых частиц в переходной зоне по меньшей мере 100 кг/м2-с в присутствии вытесняющего газа, движущегося противоточно относительно основного потока твердых частиц; а затем отвод твердых частиц из переходной зоны в реактор превращения в олефины, причем эта переходная зона включает:
(а) впускное приспособление для твердых частиц, (б) выпускное приспособление для твердых частиц, обладающее площадью А, (в) слой отражательных пластин, расположенный между впускным приспособлением для твердых частиц и выпускным приспособлением для твердых частиц, (г) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное на расстоянии Ό от выпускно
- 2 014261 го приспособления для твердых частиц и либо (I) вблизи слоя отражательных пластин, либо (II) между выпускным приспособлением для твердых частиц и слоем отражательных пластин; где Ό и А связаны функцией Ό=ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,8 до 1,5.
Переходная зона включает, что необязательно, множество слоев отражательных пластин, где впускные приспособления для вытесняющего газа находятся либо (I) вблизи слоя отражательных пластин, ближайшего к выпускному приспособлению для твердых частиц, либо (II) между выпускным приспособлением для твердых частиц и слоем отражательных пластин, ближайшим к выпускному приспособлению для твердых частиц. Переходная зона включает, что необязательно, по меньшей мере одну пару слоев отражательных пластин, в которой ориентация одного слоя из пары слоев отражательных пластин повернута на 90° относительно второго слоя из пары слоев отражательных пластин. Приведенная скорость вытесняющего газа внутри переходной зоны составляет, что необязательно, 0,03 м/с или больше.
В родственном варианте (I) твердые частицы включают каталитические частицы, содержащие молекулярное сито с углеводородом и/или оксигенированным углеводородом на нем или в нем, и (II) этот углеводород и/или оксигенированный углеводород десорбируют из каталитических частиц в переходной зоне при десорбционной эффективности по меньшей мере 50%. Вытесняющий газ представляет собой, что необязательно, водяной пар, который обладает приведенной скоростью в переходной зоне по меньшей мере 0,09 м/с. Внутри этой переходной зоны:
(I) средний расход катализатора необязательно находится в интервале от 125 до 488 кг/м2-с, (II) средняя продолжительность пребывания катализатора необязательно находится в интервале от 5 с до 10 мин и (III) средний градиент плотности катализатора необязательно составляет 525 кг/м3-м или меньше, (IV) Ό необязательно составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х104 мм2.
В родственном варианте катализатор отводят из переходной зоны через выпускное приспособление для твердых частиц и во входной конец стояка, обладающего площадью поперечного сечения не больше А, а затем из выходного конца стояка в реактор превращения в олефины, т.е. в вертикальный трубный реактор. Переходная зона включает, что необязательно, несколько выпускных приспособлений для твердых частиц, каждое из которых обладает площадью поперечного сечения А. Катализатор отводят из переходной зоны через несколько выпускных приспособлений для твердых частиц в несколько стояков и в реактор превращения в олефины, причем у каждого из стояков имеются (I) входной конец, непосредственно соединенный с одним из выпускных приспособлений переходной зоны для твердых частиц, и этот стояк обладает такой же площадью поперечного сечения, как у выпускного приспособления присоединенной переходной зоны (т.е. обе равны А), и (II) выходной конец. В родственном варианте реактор превращения в олефины включает несколько вертикальных трубных реакторов, где катализатор переносят из выходного конца каждого стояка по меньшей мере в одну вертикальную трубу вертикального трубного реактора.
По меньшей мере часть катализатора в переходной зоне находится, что необязательно, в псевдоожиженном слое, который характеризуется градиентом плотности 53 кг/м3-м или меньше и в котором существует объемная фракция пузырьков при выпускном приспособлении для катализатора по меньшей мере 0,00005.
В другом варианте выполнения изобретения его объектом является способ получения олефинов, включающий следующие стадии:
контактирование исходного материала, содержащего по меньшей мере один оксигенат, с содержащим 8ΑΡΘ катализатором в вертикальном трубном реакторе, отделение каталитических частиц от олефинов и перенос по меньшей мере части катализатора в переходную зону, характеризующуюся расходом катализатора по меньшей мере 100 кг/м2-с, в присутствии вытесняющего газа, движущегося противоточно относительно потока среднего катализатора;
вытеснение, по меньшей мере, некоторого количества оксигената и/или олефина из катализатора в переходной зоне, а затем перенос по меньшей мере части обработанного вытесняющим газом катализатора в вертикальный трубный реактор.
Переходная зона включает, что необязательно, (а) впускное приспособление для катализатора, (б) выпускное приспособление для катализатора, обладающее площадью А, и (в) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное по вертикали на расстоянии Ό от выпускного приспособления для катализатора, где Ό и А связаны функцией Ό=ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5.
Катализатор находится, что необязательно, в форме каталитических частиц, содержащих 8ΑΡΘ молекулярное сито, и (I) каталитические частицы характеризуются средним расходом по переходной зоне в интервале от 125 до 488 кг/м2-с,
- 3 014261 (II) каталитические частицы характеризуются средней продолжительностью пребывания катализатора в переходных зонах в интервале от 5 с до 10 мин, (III) каталитические частицы в переходной зоне характеризуются средним градиентом плотности катализатора 525 кг/м3-м или меньше, (IV) по меньшей мере 95 мас.% каталитических частиц в переходной зоне характеризуются средним размером частиц 125 мкм или меньше в пересчете на общую массу каталитических частиц в переходной зоне;
(V) Ό составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х 104 мм2, (VI) К находится в интервале от 0,8 до 1,1, а (VII) вытесняющий газ представляет собой водяной пар.
В родственном варианте переходная зона включает несколько выпускных приспособлений для катализатора, причем каждое из выпускных приспособлений для катализатора обладает площадью поперечного сечения, равной А, по меньшей мере часть катализатора отводят из переходной зоны через каждое из нескольких выпускных приспособлений для катализатора в несколько стояков, а затем в вертикальный трубный реактор, каждый из стояков обладает такой же площадью поперечного сечения, как выпускное приспособление для катализатора, с которым он соединяется, и расход катализатора в стояках находится в интервале от 488 до 1700 кг/м2-с.
Краткое описание чертежей
На фиг. 1 схематически показана реакционная система в соответствии с вариантом выполнения изобретения.
На фиг. 2А и 2Б схематически показана часть реакционной системы в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
На фиг. 3 показаны ожидаемые эксплуатационные характеристики устройства в соответствии с одним вариантом выполнения изобретения.
На фиг. 4 схематически показано устройство в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
На фиг. 5 схематически показано устройство в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
На фиг. 6 представлены результаты работы устройства в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
На фиг. 7 представлены результаты работы устройства в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
На фиг. 8 представлены результаты работы устройства в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения.
Подробное описание изобретения
Изобретение отчасти основано на установлении связи между местом впускного приспособления для вытесняющего газа в переходной зоне и максимальным стабильным расходом твердых частиц в потоке газа/твердых частиц в одном или нескольких стояках, соединенных с выходным концом зоны вытеснения. Для стабильного расхода твердых частиц в интервале от 100 фунтов/фут2-с (488 кг/м2-с) до 350 фунтов/фут2-с (1710 кг/м2-с), предпочтительно от 200 до 300 фунтов/фут2-с (от 976 до 1460 кг/м2-с), в одном или нескольких стояках с площадью поперечного сечения А впускное приспособление для вытесняющего газа в переходной зоне должно быть расположено на расстоянии Ό выше соединения между выходным концом переходной зоны и входным концом стояка. Значение Ό можно определить по связи Ό=ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5, предпочтительно от 0,8 до 1,1.
Изобретение также отчасти основано на установлении того, что в реакционной системе превращения оксигената в олефины приведенная скорость вытесняющего газа в переходной зоне 0,3 фута/с (0,09 м/с) и выше приводит к повышенной эффективности вытеснения (например, десорбции), улучшенной селективности в отношении основных олефинов и пониженной селективности в отношении кокса. Было также установлено, что в реакционной системе превращения оксигената в олефины эффективность вытеснения в переходной зоне можно сохранить даже при относительно высоком расходе катализатора (в переходной зоне): 100 кг/м2-с и выше, или 125 кг/м2-с и выше, или 150 кг/м2-с и выше. Другими словами, переходная зона реакционной системы превращения оксигената в олефины может эффективно работать при значительно более высоком расходе в переходной зоне, чем в случаях других реакционных систем с псевдоожиженным катализатором (например, при крекинге газойля с псевдоожиженным катализатором), которые, по-видимому, проявляют значительное понижение десорбционной эффективности при расходе 95 кг/м2-с и выше.
Хотя вполне понятно, что этим ограничиваться не следует, реакционная система с псевдоожиженным катализатором представляет собой удобный фон для описания вариантов выполнения изобретения. Соответственно, объекты изобретения описаны прежде всего, по-видимому, в вариантах, которые связаны с реакциями с псевдоожиженными твердыми частицами, в частности с реакционными системами с псевдоожиженными твердыми частицами с использованием оксигенатных исходных материалов с полу
- 4 014261 чением олефинов.
Поток твердого катализатора в реакционной системе с псевдоожиженным катализатором
В реакционной системе с псевдоожиженным катализатором твердые частицы, обладающие активностью для катализа целевой реакции, вводят в один или несколько вертикальных трубных реакторов. Целевой исходный материал переводят в вертикальную трубу в точке после впускного приспособления для катализатора. Этот исходный материал взаимодействует с катализатором с образованием целевого продукта, а катализатор, непрореагировавший исходный материал, целевой продукт и все образовавшиеся побочные продукты перемещаются вверх по вертикальной трубе (т.е. в дальнейшем направлении) в выходной конец этой вертикальной трубы. В одном из вариантов вертикальная труба может обладать диаметром по меньшей мере 1 м, или по меньшей мере 1,5 м, или по меньшей мере 2 м, или по меньшей мере 3 м, или по меньшей мере 4 м, или по меньшей мере 5 м, или по меньшей мере 6 м. В другом варианте вертикальная труба может обладать диаметром 9 м или меньше. Диаметр вертикальной трубы можно варьировать по длине вертикального трубного реактора. Принимая во внимание цели настоящего изобретения, понятие диаметр вертикальной трубы относится к диаметру вертикальной трубы в том месте, где эта вертикальная труба соединяется с конечным устройством.
Выходной конец вертикальной трубы соединяется с разделительной зоной, включающей конечное устройство и один или несколько сепараторов газа/твердых частиц (например, циклонных сепараторов), для выделения твердых частиц, таких как катализатор и катализаторная мелочь, из потока газа/твердых частиц, выходящего из вертикальной трубы. Вертикальная труба и конечное устройство могут быть соединены любым удобным образом.
По мере того как поток газа/твердых частиц проходит через разделительные устройства, этот поток в каждом устройстве разделяют на поток более высокой плотности (главным образом твердых частиц) и поток более низкой плотности (главным образом газа). Так, например, в одном из вариантов, в котором разделительные устройства представляют собой циклонные сепараторные установки, каждая установка образует поток более высокой плотности, который выходит из циклонной сепараторной установки по длинному выступающему вниз стояку. Поток более низкой плотности либо проходит в следующую циклонную сепараторную установку, либо после конечной установки поток более низкой плотности выходит из разделительного сосуда. Поскольку циклонные сепараторные установки не совершенны по эффективности, некоторое количество получаемого газа захватывается, по-видимому, потоком более высокой плотности, когда он выходит по длинному выступающему вниз стояку.
После выхода из длинного выступающего вниз стояка твердый катализатор из потока более высокой плотности (и весь захватываемый получаемый пар) поступает в переходную зону в разделительном сосуде. В одном из вариантов переходная зона содержит псевдоожиженный слой каталитических твердых частиц. Катализатор переносят из слоя псевдоожиженного катализатора в переходной зоне вниз в направлении выходного конца переходной зоны, где переходная зона заканчивается в одном из нескольких стояков. Как и в случае с переходной зоной, катализатор в стояке в предпочтительном варианте находится в форме псевдоожиженных твердых частиц. Выходное отверстие переходной зоны соединяется с входным отверстием одного или нескольких стояков. Поэтому катализатор движется из переходной зоны далее во входное отверстие стояка (входные отверстия стояков), а затем движется вниз в стояке к выходному отверстию стояка, которое соединяется с входным отверстием вертикальной трубы (т.е. с впускным приспособлением для катализатора вертикальной трубы). После того как катализатор возвращается в вертикальную трубу, он становится доступным для продолжения реакции газа/твердых частиц с исходным материалом. В предпочтительном варианте процесс проводят непрерывно.
В предпочтительном варианте часть твердого катализатора из каталитического слоя и/или потоков более высокой плотности, выходящих из циклонных сепараторных установок, может быть перенаправлена в регенератор. Место в переходной зоне для удаления катализатора с целью перенаправления в регенератор может быть на любой удобной высоте каталитического слоя, существующего в переходной зоне. Когда катализатор возвращают из регенератора, этот регенерированный катализатор может быть распределен, например, в верхней части каталитического слоя. Методом распределения для возврата катализатора в верхнюю часть каталитического слоя может служить любой удобный метод распределения катализатора, включая обычные методы.
Подобно вертикальному трубному реактору, в предпочтительном варианте, но не обязательно, стояк выполнен в форме полого цилиндра, т. е. трубы, обладающей круглым поперечным сечением, хотя это не требуется. Как и в случае вертикальной трубы, можно использовать трубу любой удобной конфигурации поперечного сечения. Стояк может обладать постоянной площадью поперечного сечения по всей его длине или диаметр вдоль стояка можно варьировать. В одном из вариантов вход в стояк (т.е. входное и/или выходное отверстие стояка) обладает круглым поперечным сечением диаметром по меньшей мере 0,5 м, или по меньшей мере 0,75 м, или по меньшей мере 1 м. В другом варианте вход в стояк может обладать диаметром 2 м или меньше. Когда стояк обладает переменной площадью поперечного сечения, эту площадь поперечного сечения определяют в том месте, где твердый катализатор поступает в стояк из выходного отверстия переходной зоны. Хотя между числом стояков и числом вертикальных труб обычно существует соответствие один к одному, это обязательным требованием не является. В одном из вариан
- 5 014261 тов единственный стояк может обеспечивать катализатором несколько вертикальных труб. В другом варианте единственная вертикальная труба может принимать катализатор из нескольких стояков. Тем не менее в еще одном варианте система включает по меньшей мере один стояк, обеспечивающий катализатором несколько вертикальных труб, и по меньшей мере одну вертикальную трубу, принимающую катализатор из нескольких стояков.
На фиг. 1 схематически показан вариант реакционной системы, приемлемый для применения при выполнении изобретения. Для проведения реакций газа/твердых частиц предусмотрено несколько вертикальных труб 105. Верхние части вертикальных трубных реакторов 105 (и вертикальных трубных конечных установок) не показаны, поскольку они содержатся внутри разделительного сосуда 100. Выходное отверстие вертикальной трубы (расположенное возле верхней части каждой вертикальной трубы) сочетается с циклонными сепараторными установками 115. Во время процесса твердые частицы, выделенные циклонными сепараторными установками 115, выходят из длинных выступающих вниз стояков 116 в направлении переходной зоны 110 разделительного сосуда 100. Как показано, входное отверстие переходной зоны соединяется с последующей частью разделительного сосуда конической секцией. В предпочтительном варианте в нижней части переходной зоны катализатором обычно образуется каталитический слой. Катализатор из этого каталитического слоя питает катализатором последующие отверстия переходной зоны и входные отверстия 126 стояков 125. Часть катализатора, находящегося в каталитическом слое, может быть отведена в регенератор 150 посредством патрубка, содержащего десорбционную секцию 140 для катализатора. Регенератор 150 снабжен необязательным холодильником 160 катализатора. Регенерированный катализатор может быть возвращен посредством патрубка 165. В варианте, показанном на фиг. 1, регенерированный катализатор возвращают в верхнюю часть переходной зоны для объединения с катализатором, выходящим из циклонных длинных выступающих вниз стояков. Более обычно регенерированный катализатор может быть распределен в верхней части каталитического слоя в переходной зоне с применением любого удобного распределительного средства для катализатора, включая обычное распределительное средство для катализатора.
Переходная зона
В реакционных системах с псевдоожиженным катализатором, в которых используют катализатор на основе молекулярного сита, значительная часть целевого продукта взаимодействия, получаемого в вертикальном трубном реакторе, способна налипать на катализатор. В случаях некоторых катализаторов на основе молекулярных сит, таких как те, которые содержат 8ΛΡΘ молекулярное сито, например 8ΆΡΘ-34, на катализатор способно налипать от 2 до 5 мас.% или больше целевого продукта. По мере того как катализатор непрерывно перемещается по реакционной системе, часть целевого продукта, налипшего на катализатор, может продолжать участвовать в реакции. Это более продолжительное воздействие газофазного продукта на твердый катализатор может привести к образованию дополнительного кокса и получению других нежелательных (например, сверхреакционных) продуктов, таких как насыщенные углеводороды. В дополнение к вредному влиянию на выход целевого продукта, кокс и/или другие сверхреакционные продукты, налипшие на катализатор, способны изменить реакционную способность катализатора, что ведет к нежелательным изменениям в каталитическом превращении исходного материала в целевые продукты. Таким образом, выделение некоторого количества или всего этого получаемого газа и предотвращение его поступления в вертикальную трубу обычно не только увеличивает количество продукта, выделенного из реакционной системы, но обычно уменьшает также количество нежелательных продуктов, которые могли бы привести к ухудшению эксплуатационных свойств системы.
Переходной зоне придают конфигурацию с расчетом на удаление с катализатора налипшего продукта с целью уменьшить вышеупомянутые затруднения. Когда используют несколько стояков, система обеспечивает приблизительно эквивалентное распределение катализатора среди стояков таким образом, чтобы существовала возможность введения во все вертикальные трубы приблизительно одинакового количества катализатора, в особенности при высоких расходах катализатора в переходной зоне: 100 кг/м2-с и выше, или 125 кг/м2-с и выше, или 150 кг/м2-с и выше; и высоких расходах катализатора в стояке: от 976 до 1460 кг/м2-с. В одном из вариантов улучшенное отделение получаемых газов от твердого катализатора может быть достигнуто пропусканием катализатора по переходной зоне, содержащей группу отражательных пластинчатых структур и одно или несколько газораспределительных впускных приспособлений, в частности один или несколько газовых барботеров. Барботер или барботеры компонуют для введения вытесняющего газа, который движется в противоток относительно потока катализатора. Другими словами, часть вытесняющего газа движется из входного (относительно потока катализатора) конца переходной зоны 110 в сосуд 100. Вытесняющий газ содействует удалению целевого продукта, налипшего на катализатор, и транспортировке целевого продукта из переходной зоны в разделительный сосуд 100.
Когда используют регенератор, катализатор из регенератора может быть возвращен в верхнюю часть переходной зоны, предоставляя время регенерированному и нерегенерированному катализатору для смешения и/или равномерного распределения. В основании (выходной конец относительно потока катализатора) переходной зоны катализатор проходит во вход в стояк каждой вертикальной трубы.
- 6 014261
В различных вариантах структуры в переходной зоне упрощают улучшенное отделение получаемых газов от твердого катализатора. По мере того как твердый катализатор перемещается вниз через отражательные пластины, этот твердый катализатор входит в контакт с вытесняющим газом. В одном из вариантов упомянутые впускные приспособления могут быть расположены непосредственно ниже последнего (самого последнего относительно потока катализатора) ряда отражательных пластин. Газом, водимым газовыми впускными приспособлениями, может служить водяной пар, азот или другой газ, который обычно не взаимодействует в существенной степени с твердым катализатором или продуктом.
Когда их применяют, отражательные пластины могут быть любой конфигурации, способной к сопротивлению перемещению катализатора по переходной зоне. Так, например, отражательные пластины могут представлять собой группу стержней или других расположенных параллельно между собой твердых структур, которые перекрывают внутреннюю часть переходной зоны при данной высоте в переходной зоне. Отражательные пластины могут быть частично сплошными, т.е. они могут обладать сплошными участками, на которых катализатор не может проходить, и открытыми участками, на которых катализатор может проходить свободно. В других вариантах отражательные пластины могут представлять собой навесы, ограждения, насадочные элементы или любые другие приемлемые твердые структуры. В одном из вариантов можно использовать множество уровней отражательных пластин, таких как группа навесов, ограждений или других твердых структур. Когда отражательные пластины располагают в виде уровней или рядов, сплошные структурные участки на каждом уровне могут быть подогнаны или сплошные структурные участки могут быть скорректированы таким образом, чтобы отверстия на одном уровне отражательных пластин совпадали со сплошными структурными участками следующего уровня. Могут быть также выбраны другие компоновки, в частности ориентирование сплошных структурных участков уровней отражательных пластин перпендикулярно между собой или поворачивание отражательных пластин на другой угол. В одном из вариантов можно использовать по меньшей мере 2 уровня отражательных структур, или по меньшей мере 4, или по меньшей мере 5, или по меньшей мере 6, или по меньшей мере 8. В другом варианте можно использовать 10 или меньше уровней отражательных структур. Однако в еще одном варианте отражательные пластины могут быть размещены парами уровней. Внутри пары уровней отражательных пластин отражательные пластины на одном уровне могут быть выровнены с осевыми линиями отражательных пластин на втором уровне. Так, например, отражательные пластины на одном уровне могут быть повернуты на 90° относительно второго уровня. По другому варианту отражательные пластины на одном уровне могут быть скорректированы для совпадения отверстий на одном уровне со сплошными участками на втором уровне.
В одном из вариантов твердые структуры, применяемые для формирования отражательных пластин, могут обладать различными конфигурациями. Так, например, твердые структуры могут обладать прямоугольной формой, треугольной формой или любой другой удобной твердой конфигурацией. В другом варианте отражательные пластины могут быть выполнены в форме навесов. Эти навесы могут обладать ν-образной формой, т.е. перевернуты таким образом, что по мере того как катализатор движется по переходной зоне, он достигает точки ν. В предпочтительном варианте навесы могут также включать небольшую вертикальную поверхность при нижних кромках перевернутой литеры ν. Для навесов могут быть выбраны различные ориентации. Все навесы могут быть выровнены или каждый последующий уровень навесов может быть ориентирован с отклонением, в частности с 90°-ным отклонением. Подобным же образом может отклоняться расположение навесов на каждом уровне, как отмечено выше. Однако в еще одном варианте в качестве материала отражательных пластин можно использовать технически доступный материал насадочных элементов, такой как десорбционные насадочные элементы Коха Глича (Коей 61Й8СЙ) ФКК (флюид-каталитический крекинг).
В одном из вариантов по меньшей мере часть отражательных пластин по меньшей мере в одном ряду может быть перфорированной или, по-другому, обладать отверстиями с тем, чтобы позволить газу проходить через структуру отражательных пластин. Так, например, отражательные пластины могут обладать набором отверстий диаметром от 1 до 3 см, размещенных равномерно по длине отражательной пластины или равномерно распределены в более чем одном ряду по длине отражательной пластины. Эти отверстия можно разделять расстоянием по меньшей мере 2 см, или по меньшей мере 3 см, или по меньшей мере 4 см. По другому варианту отверстия могут друг от друга отстоять на дистанцию 6 см или меньше.
Однако в еще одном варианте в переходной зоне может быть предусмотрен один или несколько барботеров вытесняющего газа или других впускных приспособлений для вытесняющего газа. В родственном этому варианте впускные приспособления для вытесняющего газа могут быть расположены внутри переходной зоны ниже самого низкого уровня отражательных пластин. По другому варианту структуры впускных приспособлений для вытесняющего газа могут служить в качестве самого низкого уровня отражательных пластин внутри переходной зоны. В родственном этому варианте впускная структура (или барботер) для вытесняющего газа в переходной зоне служит единственной отражательной пластиной.
На фиг. 2А и 2Б схематически показан пример переходной зоны 210 в разделительном сосуде в соответствии с одним из вариантов выполнения изобретения. На фиг. 2А показан вид сбоку переходной
- 7 014261 зоны 210. В варианте, показанном на фиг. 2А, используют 5 уровней отражательных пластин 220. Каждый уровень отражательных пластин ориентируют перпендикулярно плоскости чертежа. Структуры отражательных пластин на последовательных уровнях размещены с отклонением относительно друг друга таким образом, чтобы открытое пространство на одном уровне было расположено над структурой отражательных пластин на следующем уровне. В приведенном варианте структуры отражательных пластин представляют собой перевернутые ν-образные структуры. В предпочтительном варианте вертикальная часть может быть присоединена к нижней кромке каждой ν-образной структуры. Группа газовых барботеров 230 также расположена ниже самого низкого уровня структур отражательных пластин 220. В предпочтительном варианте каждую из структур 220 отражательных пластин перфорируют с тем, чтобы позволить газу проходить через эти структуры. Газовые барботеры 230 отделяют от входных отверстий для стояков 205 дистанцией 231.
На фиг. 2Б изображен вид сверху на поперечное сечение переходной зоны. Как показано на фиг. 2Б, 4 стояка 205 сообщаются с разделительным сосудом, который включает переходную зону 210. На фиг. 2Б также показано сравнение между радиусом 235 от центра переходной зоны 210 до центра стояков 205 и общим диаметром 240 переходной зоны. В этом примере значение соотношения радиуса до центра стояков и диаметра переходной зоны составляет 0,32. В других вариантах значение этого соотношения может составлять по меньшей мере 0,2, или по меньшей мере 0,25, или по меньшей мере 0,3. Однако в еще одних вариантах значение этого соотношения может быть равным 0,4 или меньше либо 0,35 или меньше.
Для содействия истечению твердого катализатора по реакционной системе нижний ряд отражательных пластин и/или газораспределительные впускные приспособления отделяют от входных отверстий стояков, питающих вертикальные трубы, минимальной дистанцией. Разделяющая дистанция зависит от площади поперечного сечения стояков при входном отверстии (т.е. где входной конец стояка соединяется с выходным концом переходной зоны) и целевого расхода твердого катализатора по стоякам и реакционной системе. Более значительные дистанции между входом в стояк вертикальной трубы и газораспределительными впускными приспособлениями и/или нижним рядом отражательных пластин обычно создает возможность для более высокого расхода катализатора по стоякам и реакционной системе (при одновременном сохранении псевдоожижения катализатора в стояке) для данной площади поперечного сечения стояка. Более значительным площадям поперечного сечения стояков свойственна тенденция уменьшать максимальный стабильный расход катализатора для данной разделяющей дистанции. Эти эффекты, проиллюстрированные на фиг. 3, обусловлены степенью деаэрации, происходящей в переходной зоне, причем более длинная разделяющая дистанция обеспечивает более значительную деаэрацию и создает возможность для более высокого расхода. Однако слишком большая деаэрация, такая, которая могла бы происходить при слишком большой разделяющей дистанции, может привести к полному отсутствию псевдоожижения катализатора и внезапному прекращению истечения катализатора. Поэтому с катализатором должно присутствовать достаточно газа для поддержания псевдоожижения катализатора в стояке. Другими словами, когда твердый катализатор движется ниже газового впускного приспособления (такого как газовый барботер), общее количество газа в контакте с твердым катализатором постепенно, по-видимому, уменьшается. Если бы количество газа было чрезмерно малым, твердый катализатор был бы способен утратить некоторые или все свои свойства псевдоожижения, результатом чего являлись бы плохие характеристики истечения катализатора в слое ниже газового впускного приспособления. Для того чтобы этого избежать, дистанция между газовыми барботерами и входными отверстиями в стояки должна быть достаточно короткой с тем, чтобы твердый катализатор сохранял целевой уровень псевдоожижения. Для количественного определения уровня псевдоожижения каталитического слоя отсутствие псевдоожижения катализатора может быть выражено как объемная фракция газовых пузырьков в катализаторе относительно общего объема смеси газа/катализатора. В одном из вариантов отсутствие псевдоожижения твердого катализатора при входном отверстии для стояков может составлять 0,00005 или больше, или 0,0001 или больше, или 0,0002 или больше.
Зависимости между значениями расхода катализатора, показанные на фиг. 3, являются характерными для переходной зоны, заканчивающейся единственным стояком или несколькими стояками. Когда переходная зона разделительного сосуда аналогична переходной зоне, представленной на фиг. 2А и 2Б, данные, приведенные на фиг. 3, соответствуют максимальному стабильному расходу для твердых частиц в потоке газа/твердых частиц в нескольких стояках. Как показано на фиг. 3, по мере того как дистанция (высота) между газовыми впускными приспособлениями (барботерами) и входными отверстиями стояков увеличивается, максимальный стабильный расход увеличивается. Самый низкий приведенный расход катализатора составляет 100 фунтов/фут2-с (488 кг/м2-с), что соответствует типичному минимальному целевому расходу катализатора внутри стояка. При типичном диаметре промышленного стояка 46 дюймов (117 см) потребовалось бы разделение между основанием газовых барботеров и точкой входа для катализатора в стояки примерно на 10 дюймов (25 см). При том же диаметре стояка поддержание необходимого промышленного значения 250 фунтов/фут2-с (1221 кг/м2-с) требует разделяющей дистанции между газовыми барботерами и стояками 40 дюймов (102 см). Поскольку стояк может обладать не
- 8 014261 круглым поперечным сечением, на фиг. 3 по оси X может быть также отложено поперечное сечение стояка вместо диаметра стояка, который предполагает круглое поперечное сечение. Соответственно, для получения стабильного потока псевдоожиженного катализатора в стояке в интервале от 100 до 350 фунтов/фут2-с (488 до 1710 кг/м2-с) зависимость на фиг. 3 может быть выражена как И=КА0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5, И составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х104 мм2. Псевдоожижение в стояке обычно становится неподдерживаемым при расходах катализатора от 1710 до 1950 кг/м2-с и выше.
В особых вариантах дистанция между барботерами вытесняющего газа (или другими впускными приспособлениями для вытесняющего газа) и входными отверстиями для стояков составляет по меньшей мере 10 дюймов (25 см), или по меньшей мере 50 см, или по меньшей мере 75 см, или по меньшей мере 100 см. В других вариантах дистанция между газовыми барботерами (или другими газовыми впускными приспособлениями) и входными отверстиями стояков составляет 300 см или меньше.
В одном из вариантов переходная зона соответствует форме псевдоожиженного слоя. В предпочтительном варианте абсолютная плотность катализатора внутри переходной зоны находится в интервале от 50 до 90% минимальной плотности катализатора в псевдоожиженном состоянии. В одном из вариантов плотность псевдоожиженного материала внутри переходной зоны может составлять по меньшей мере 400 кг/м3 или по меньшей мере 480 кг/м3. В другом варианте плотность псевдоожиженного материала в переходной зоне может составлять 720 кг/м3 или меньше либо 640 кг/м3 или меньше. Полагают, что градиент плотности катализатора больше 5 фунтов/фут3-фут (266 кг/м3-м) обычно приводит к уменьшенному значению максимального расхода катализатора, который может перемещаться по реакционной системе. Таким образом, в различных вариантах процесс в такой реакционной системе можно проводить таким образом, чтобы градиент плотности был равным 10 фунтов/фут3-фут (525 кг/м3-м) или меньше, или 5 фунтов/фут3-фут (263 кг/м3-м) или меньше, или 4 фунта/фут3-фут (210 кг/м3-м) или меньше, или 3 фунта/фут3-фут (158 кг/м3-м) или меньше, или 1 фунт/фут3-фут (53 кг/м3-м) или меньше.
Может быть также охарактеризован расход катализатора внутри переходной зоны. В одном из вариантов расход катализатора внутри переходной зоны находится в интервале от 10 фунтов/фут2-с (48,8 кг/м2-с) до 50 фунтов/фут2-с (244 кг/м2-с). В другом варианте расход катализатора находится в интервале от 25 фунтов/фут2-с (122 кг/м2-с) до 50 фунтов/фут2-с (244 кг/м2-с). В еще одном варианте расход катализатора находится в интервале от 125 до 488 кг/м2-с. В другом варианте расход катализатора составляет по меньшей мере 100 кг/м2-с, или по меньшей мере 125 кг/м2-с, или по меньшей мере 130 кг/м2-с.
В одном из вариантов продолжительность пребывания в переходной зоне для катализатора может быть равной 60 мин или меньше, или 10 мин или меньше, или 1 мин или меньше. В другом варианте продолжительность пребывания может составлять по меньшей мере 5 с, или по меньшей мере 10 с, или по меньшей мере 30 с. В предпочтительном варианте, когда переходная зона представляет собой часть системы вертикального трубного реактора для превращения оксигената в олефины, продолжительность пребывания составляет 15 с.
Скорость потока водяного пара, азота или другого вытесняющего газа из газовых барботеров может быть охарактеризована с помощью приведенной скорости. Приведенная скорость газа, выходящего из газовых барботеров, может быть определена делением общей скорости потока газа на площадь поперечного сечения переходной зоны. В смысле размера она соответствует скорости потока газа в направлении, перпендикулярном поперечному сечению переходной зоны. В одном из вариантов приведенная скорость вытесняющего газа, вводимого газовыми барботерами, составляет 0,03 м/с или больше, или 0,10 м/с или больше, или 0,15 м/с или больше. В другом варианте, когда переходная зона представляет собой часть системы вертикального трубного реактора для превращения оксигената в олефины, приведенная скорость газа, вводимого газовыми барботерами, составляет 0,06 м/с или больше, или 0,09 м/с или больше, или 0,15 м/с или больше.
Реакции превращения оксигената в олефин
Примером реакционной системы, в которой достигаются преимущества выполнения настоящего изобретения, служит процесс превращения оксигената в олефины, такой как реакция превращения метанола в олефин. Обычно процесс превращения оксигената в олефин проводят в псевдоожиженном слое, псевдоожиженном слое с высокой скоростью потока или разновидности вертикального трубного реактора, в котором поток текучей среды (газа) как исходного материала пропускают через слой твердых каталитических частиц.
Используемое в настоящем описании понятие оксигенат служит для обозначения одного или нескольких органических соединений, содержащих по меньшей мере один атом кислорода. Так, например, оксигенатом в исходном материале для процесса превращения оксигената в олефины может служить один или несколько спиртов, предпочтительно алифатических спиртов, причем алифатический остаток такого спирта (спиртов) содержит от 1 до 20 углеродных атомов, предпочтительно от 1 до 10 углеродных атомов, а наиболее предпочтительно от 1 до 4 углеродных атомов. Эти спирты включают низшие прямоцепочечные и разветвленные алифатические спирты и их ненасыщенные аналоги, например метанол,
- 9 014261 этанол, н-пропанол, изопропанол, метилэтиловый эфир, диметиловый эфир, диэтиловый эфир, диизопропиловый эфир, формальдегид, диметилкарбонат, диметилкетон, уксусную кислоту и т.п., включая их смеси. В наиболее предпочтительном варианте исходный материал выбирают из одного или нескольких из метанола, этанола, диметилового эфира, диэтилового эфира и их сочетания, более предпочтительны метанол и диметиловый эфир, а наиболее предпочтителен метанол.
Исходный материал может, что необязательно, включать один или несколько разбавителей, используемых, как правило, с целью уменьшить концентрацию исходного материала, которые в отношении исходного материала или каталитической композиции на основе молекулярного сита обычно не реакционноспособны. Неограничивающие примеры разбавителей включают гелий, аргон, азот, моноксид углерода, диоксид углерода, воду, практически нереакционноспособные парафины (преимущественно алканы, такие как метан, этан и пропан), по существу, нереакционноспособные ароматические соединения и их смеси. Наиболее предпочтительными разбавителями являются вода и азот, причем особенно предпочтительна вода.
В реакции превращения оксигената в олефин исходный материал, содержащий оксигенат, в реакционной зоне реакторного устройства вводят в контакт с каталитически эффективным количеством катализатора на основе молекулярного сита в технологических условиях, эффективных для получения легких олефинов, т.е. при эффективных температуре, давлении, ССПС (среднечасовая скорость подачи сырья) и необязательном эффективном количестве разбавителя, скоррелированных с получением легких олефинов. Обычно оксигенатный исходный материал вводят в контакт с катализатором, когда оксигенат находится в паровой фазе. По другому варианту этот процесс можно проводить в жидкой или смешанной, паровой/жидкой фазе. Когда процесс проводят в жидкой фазе или смешанной, паровой/жидкой фазе, следствием могут быть разные превращения и значения селективности при превращении сырья в продукт, что зависит от катализатора и реакционных условий. Используемое в настоящем описании понятие реактор охватывает не только реакторы промышленного масштаба, но также реакторные установки пилотного масштаба и реакторные установки лабораторного, стендового масштаба.
Процесс превращения оксигенатов с получением легких олефинов можно проводить в разнообразных каталитических реакторах большого масштаба, например в реакторах с псевдоожиженным слоем и действующих одновременно вертикальных трубных реакторах, как это изложено в работе ΕΊιιίάίζαΙίοη Еидшссттд, Ό. Кипп и О. Гсусп5р1с1. ВоЬсй Е. Кпсдсг РиЫщЫпд Со. ΝΥ, 1977. Более того, в процессе превращения можно применять противоточные реакторы свободного падения (см., например, и8 № 4068136 и работу ΕΊιιίάίζαΙίοη аиб Р1шб-Рай1с1с Зуйстк, с. с 48 по 59, Б.А. Ζαιζ и Ό.Ρ. ОШтст, КсшйоИ РиЫщЫид Согр., ΝΥ, 1960).
В одном варианте выполнения настоящего изобретения газ и твердые частицы пропускают по вертикальному трубному реактору для газа/твердых частиц со среднечасовой скоростью подачи сырья (ССПС) от 1 до 5000 ч-1, предпочтительно от 5 до 3000 ч-1, более предпочтительно от 10 до 1500 ч-1, а наиболее предпочтительно от 20 до 1000 ч-1. В одном предпочтительном варианте ССПС превышает 25 и достигает 500 ч-1. При выполнении настоящего изобретения ССПС определяют как общую массу в час газа, движущегося между стенками реактора, деленную на общую массу твердых частиц, движущихся в том же сегменте между стенками реактора. ССПС поддерживают на уровне, достаточном для поддержания каталитической композиции внутри вертикального трубного реактора в псевдоожиженном состоянии.
В родственном варианте в сочетании с вертикальным трубным реактором используют циклоны, и газ и твердые частицы пропускают по вертикальному трубному реактору для газа/твердых частиц при приведенной скорости газа (ПСГ) по меньшей мере 1 м/с, предпочтительно больше 2 м/с, более предпочтительно больше 3 м/с, а наиболее предпочтительно больше 4 м/с. ПСГ должна быть достаточной для поддержания твердых частиц (т. е. катализатора) в вертикальной трубе в псевдоожиженном состоянии, в особенности в псевдоожиженном состоянии при высокой скорости потока. В другом родственном варианте твердые частицы и газ пропускают по вертикальному трубному реактору при содержании твердых частиц по меньшей мере 0,1 фунта/фут3 (1,6 кг/м3), или по меньшей мере 0,5 фунта/фут3 (8 кг/м3), или по меньшей мере 1,0 фунта/фут (16 кг/м3), или по меньшей мере 2,0 фунта/фут (32 кг/м3), или по меньшей мере 4,0 фунта/фут3 (64 кг/м3). По другому варианту содержание твердых частиц может составлять 5 фунтов/фут3 (80 кг/м3) или меньше, или 4,0 фунта/фут3 (64 кг/м3) или меньше, или 2,0 фунта/фут (32 кг/м3) или меньше.
В одном практическом варианте процесс проводят как процесс в псевдоожиженном слое или процесс в псевдоожиженном слое с высокой скоростью потока с использованием системы вертикального трубного реактора, регенерационной системы и рекуперационной системы. В таком процессе целесообразная реакторная система включает систему реактора с псевдоожиженным слоем, обладающую первой реакционной зоной, включающей (предпочтительно включающей) множество быстрых текучих или плотных последовательных или параллельных псевдоожиженных слоев, и вторую реакционную зону внутри по меньшей мере одного разделительного сосуда, включающего два или большее число циклонов. В одном варианте быстрые текучие или плотные псевдоожиженные слои и разделительный сосуд содержатся внутри единственного реакционного сосуда. Свежий исходный материал, предпочтительно
- 10 014261 содержащий один или несколько оксигенатов, необязательно с одним или несколькими разбавителями, направляют в один или несколько реакторов с быстрыми текучими или плотными псевдоожиженными слоями, в которые вводят каталитическую композицию на основе молекулярного сита (свежую, закоксованную или частично закоксованную). В другом варианте перед введением в вертикальный трубный реактор (реакторы) каталитическую композицию на основе молекулярного сита вводят в контакт с жидкостью и/или паром, предпочтительно с водой и метанолом, и газом, например инертным газом, таким как азот.
В одном из вариантов количество свежего исходного материала, направляемого в реакторную систему в виде жидкости и/или пара, находится в интервале от 0,1 до примерно 99,9 мас.%, в частности от примерно 1 до примерно 99 мас.%, более типично от примерно 5 до примерно 95 мас.%, в пересчете на общую массу исходного материала, включая весь содержащийся в нем разбавитель. Жидкий и парообразный исходные материалы могут характеризоваться одинаковым составом или могут включать варьируемые доли одинаковых или разных исходных материалов с теми же или другими разбавителями.
Способ может быть осуществлен в широком интервале температур, в частности в интервале от 200 до 1000°С, в частности от 250 до 800°С, включая интервал от 250 до 750°С, целесообразно от 300 до 650°С, как правило от 350 до 600°С, а преимущественно от 350 до 550°С.
Аналогичным образом этот способ может быть осуществлен под давлениями, включающими самопроизвольно создающееся давление. Парциальное давление исходного материала, исключая весь содержащийся в нем разбавитель, используемого в этом способе, находится в интервале от 0,1 кПа до примерно 5 МПа, в частности от 5 кПа до 1 МПа, а целесообразно от 20 до 500 кПа.
В вариантах, включающих вертикальный трубный реактор, твердые частицы и газ пропускают по реактору газа/твердых частиц при массовом отношении твердых частиц к газу от 0,5:1 до 75:1. В предпочтительном варианте твердые частицы и газ пропускают по реактору газа/твердых частиц при массовом отношении твердых частиц к газу от 8:1 до 50:1, более предпочтительно от 10:1 до 40:1.
Во время превращения углеводородного сырья, предпочтительно исходного материала, включающего один или несколько оксигенатов, количество получаемого олефина (олефинов) в пересчете на общую массу получаемых углеводородов превышает 50 мас.%, как правило превышает 60 мас.%, в частности превышает 70 мас.%, а предпочтительно превышает 75 мас.%. В одном варианте количество получаемого этилена и/или пропилена в пересчете на общую массу получаемых углеводородного продукта превышает 65 мас.%, в частности превышает 70 мас.%, например превышает 75 мас.%, а предпочтительно превышает 78 мас.%. Как правило, количество этилена, получаемого в массовых процентах в пересчете на общую массу получаемого углеводородного продукта, превышает 30 мас.%, в частности превышает 35 мас.%, например превышает 40 мас.%. Кроме того, количество пропилена, получаемого в массовых процентах в пересчете на общую массу получаемого углеводородного продукта, превышает 20 мас.%, в частности превышает 25 мас.%, например превышает 30 мас.%, а предпочтительно превышает 35 мас.%.
В предпочтительном варианте исходный материал, поступающий в реакторную систему, в реакционной зоне частично или полностью превращают в газообразный отходящий поток. В одном из вариантов реакционная зона плотно сочетается с несколькими разделительными устройствами, такими как циклонные сепараторы. В другом варианте газообразный отходящий поток совместно с закоксованной каталитической композицией поступает в разделительный сосуд. В таком варианте разделительный сосуд включает циклонные сепараторы, сконструированные и/или работающие в соответствии с изобретением. Однако в еще одном варианте разделительный сосуд также включает десорбционную зону (которая служит переходной зоной), как правило, в нижней части разделительного сосуда. Для выделения из закоксованной каталитической композиции адсорбированных углеводородов в десорбционной зоне закоксованную каталитическую композицию вводят в контакт с десорбционным газом (который служит как вытесняющий газ), предпочтительно с одним из или сочетанием водяного пара, метана, диоксида углерода, моноксида углерода, водорода, или с инертным газом, таким как аргон; предпочтителен водяной пар. После выхода из разделительных устройств и/или разделительных сосудов некоторое количество или весь катализатор может быть далее введен в регенерационную систему.
В одном из вариантов по меньшей мере часть закоксованной каталитической композиции отводят из одного или нескольких разделительных сосудов и вводят в регенерационную систему. Регенерационная система включает регенератор, в котором закоксованную каталитическую композицию вводят в контакт с регенерационной средой, предпочтительно с газом, содержащим кислород, в обычных регенерационных условиях температуры, давления и продолжительности пребывания. В одном из вариантов поток газа/твердых частиц, выходящий из регенератора, может быть пропущен через циклоны, сконструированные в соответствии с изобретением. По другому варианту по меньшей мере часть катализатора может быть пропущена в обводную трубу регенерационной системы. Катализатор, обходящий регенератор, может быть пропущен в другую целевую часть реакционной системы, в частности перемещением катализатора непосредственно в охладитель катализатора, или катализатору может быть предоставлена возможность объединиться с псевдоожиженным слоем в реакторе. В предпочтительном варианте катализатор, обходящий регенератор, приблизительно равномерно распределяют во все из нескольких входных отверстий стояков.
- 11 014261
Неограничивающие примеры приемлемых регенерационных сред включают один или несколько следующих компонентов: кислород, О3, 8Ο3, Ν2Ο, N0, ΝΟ2, Ν2Ο5, воздух, воздух, разбавленный азотом или диоксидом углерода, кислородом и водой (И8 № 6245703), моноксид углерода и/или водород. Приемлемыми условиями регенерации являются такие, в которых возможно выжигание кокса из закоксованной каталитической композиции, предпочтительно до уровня ниже 0,5 мас.% в пересчете на общую массу закоксованной каталитической композиции на основе молекулярного сита, поступающей в регенерационную систему. Так, например, температура регенерации может находиться в интервале от 200 до 1500°С, в частности от 300 до 1000°С, в частности от 450 до 750°С, а целесообразно от 550 до 700°С. Абсолютное давление в процессе регенерации может находиться в интервале от 15 фунтов/кв.дюйм (103 кПа) до 500 фунтов/кв.дюйм (3448 кПа), в частности от 20 фунтов/кв.дюйм (138 кПа) до 250 фунтов/кв.дюйм (1724 кПа), включая интервал от 25 фунтов/кв.дюйм (172 кПа) до 150 фунтов/кв.дюйм (1034 кПа), а целесообразно от 30 фунтов/кв.дюйм (207 кПа) до 60 фунтов/кв.дюйм (414 кПа).
Продолжительность пребывания каталитической композиции в регенераторе может находиться в интервале от одной минуты до нескольких часов, в частности от 1 до 100 мин. Количество кислорода в регенерационном отходящем газе (т.е. в газе, который покидает регенератор) может находиться в интервале от 0,01 до 5 мол.% в пересчете на общий объем газа. Количество кислорода в газе, используемом для регенерации закоксованного катализатора (т.е. свежем или подаваемом газе), как правило, составляет по меньшей мере 15 мол.%, предпочтительно по меньшей мере 20 мол.%, а более предпочтительно от 20 до 30 мол.%, в пересчете на общее количество регенерационного газа, подаваемого в регенератор.
Выжигание кокса на стадии регенерации представляет собой экзотермическую реакцию, и в одном из вариантов температуру внутри регенерационной системы регулируют по различным методам, относящимся к данной области техники, включая подачу охлажденного газа в регенерационный сосуд, работающий в варианте проведения либо периодического, либо непрерывного, либо полунепрерывного процесса, либо их сочетания. Предпочтительная технология включает удаление из регенерационной системы регенерированной каталитической композиции и ее пропускание через холодильник для катализатора с получением охлажденной регенерированной каталитической композиции. Холодильник для катализатора может представлять собой, например, теплообменник, который размещен либо внутри, либо снаружи регенерационной системы. Другие способы проведения процесса в регенерационной системе представлены в И8 № 6290916 (регулирование влажности).
Регенерированную каталитическую композицию, отводимую из регенерационной системы, предпочтительно из охладителя катализатора, совмещают со свежей каталитической композицией на основе молекулярного сита и/или рецикловой каталитической композицией на основе молекулярного сита, и/или исходным материалом, и/или свежим газом или жидкостями и возвращают в реактор (реакторы). В предпочтительном варианте регенерированный катализатор возвращают в переходную зону в разделительном сосуде. Это позволяет совмещать регенерированный катализатор с не регенерированным катализатором для равномерного распределения между всеми входными отверстиями нескольких стояков. В другом варианте регенерированную каталитическую композиции, отводимую из регенерационной системы, возвращают непосредственно в реактор (реакторы), предпочтительно после пропускания через охладитель катализатора. С целью содействия введению регенерированной каталитической композиции в реакторную систему, предпочтительно в один или несколько реакторов, можно полунепрерывно или непрерывно использовать носитель, такой как инертный газ, парообразный исходный материал, водяной пар или т. п.
Оптимальное содержание кокса в каталитической композиции на основе молекулярного сита, входящей в реактор, поддерживают путем регулирования потока регенерированной каталитической композиции или охлажденной регенерированной каталитической композиции из регенерационной системы, направляемой в реакторную систему. Существует много методов регулирования потока каталитической композиции, описанных в работе М1сйас1 Бойде, Ехрсптсп1а1 Тсе1шк|ис5. Спси1а!шд Εΐηίάίζοά Вебк, Стасе, Ау1бап апб Κηο^ΐΐοη, сб§., В1аск1с (336-337), 1997.
Значения содержания кокса в каталитической композиции могут быть установлены отбором каталитической композиции из процесса превращения и определением содержания в ней углерода. Типичное содержание кокса в каталитической композиции на основе молекулярного сита после регенерации находится в интервале от 0,01 до 15 мас.%, в частности от 0,1 до 10 мас.%, в частности от 0,2 до 5 мас.%, а целесообразно от 0,3 до 2 мас.%, в пересчете на массу молекулярного сита.
Газообразный отходящий из реактора поток удаляют из разделительной системы и пропускают через рекуперационную систему. Можно применять любые рекуперационные системы, методы и последовательности, которые способны обеспечить выделение олефина (олефинов) из газообразного отходящего потока и очистки олефина (олефинов). Рекуперационные системы обычно включают одну или несколько, или сочетание различных разделительных, ректификационных и/или дистилляционных башен, колонн, разделяющих устройств или установок, реакционных систем, таких как для процессов получения этилбензола и получения других производных, таких как альдегиды, кетоны и сложные эфиры, и другое связанное с этим оборудование, например различные конденсаторы, теплообменники, холодильные системы или охлаждающие установки, компрессоры, барабанные сепараторы и резервуары, насосы и т.п.
- 12 014261
Неограничивающие примеры таких ректификационных башен, колонн, разделительных устройств или установок, применяемых самостоятельно или в сочетании, включают один или несколько из таких устройств, как деметанизатор, предпочтительно высокотемпературный деметанизатор, деэтанизатор, депропанизатор, промывную башню, часто называемую башней для промывки едкой щелочью, и/или башню резкого охлаждения, абсорберы, адсорберы, мембраны, устройство для выделения этилена (С2), устройство для выделения пропилена (С3) и устройство для выделения бутена (С4).
Обычно работу большинства рекуперационных систем сопровождает получение, образование или накопление дополнительных продуктов, побочных продуктов и/или загрязняющих примесей совместно с предпочтительными основными продуктами. Предпочтительные основные продукты, легкие олефины, такие как этилен и пропилен, как правило, очищают для применения в процессах получения производных продуктов, таких как процессы полимеризации. Следовательно, в наиболее предпочтительном варианте рекуперационной системы эта рекуперационная система также включает систему очистки. Так, например, легкий олефин (олефины), полученный, в частности, в процессе метанола в олефины (МвО), пропускают через систему очистки, в которой удаляют содержащиеся в низких концентрациях побочные продукты или загрязняющие примеси. В одном из вариантов основной олефин, такой как этилен и пропилен, из реакционной системы оксигената в олефины выделяют и полимеризуют с получением полимеров и сополимеров этилена и/или пропилена, таких как полиэтилен и/или полипропилен.
При превращении одного или нескольких оксигенатов в олефин (олефины), содержащий 2 или 3 углеродных атома, как правило, образуется также небольшое количество углеводородов, в особенности олефина (олефинов), содержащего 4 или большее число углеродных атомов. Количество углеводородов С4+, как правило, составляет меньше 20 мас.%, в частности меньше 10 мас.%, например меньше 5 мас.%, а преимущественно меньше 2 мас.%, в пересчете на общую массу отходящего потока газа, отводимого из процесса, за исключением воды. Следовательно, рекуперационная система, как правило, может включать одну или несколько реакционных систем для превращения примесей С4+ в полезные продукты.
Альтернативные системы вертикальных трубных реакторов
В одном из вариантов процесс превращения оксигената в олефины проводят в системе вертикального трубного реактора, как проиллюстрировано на фиг. 1, 2 А и 2Б, в которой применяют несколько вертикальных труб и стояков. В другом варианте процесс проводят в реакционной системе с применением единственного вертикального трубного реактора и единственного стояка, как показано на фиг. 4. Технологические условия в вертикальном трубном реакторе, переходной зоне, стояках, регенераторе, охладителе катализатора, установках выделения и повышения сортности продукта и т. д. могут быть аналогичными или такими же, как те, которые представлены в предыдущих вариантах.
Как показано на фиг. 4, система с вертикальной трубой для превращения оксигенатов в олефины включает элементы 300 со стороны реактора и элементы 400 со стороны регенератора. Оксигенатный исходный материал, включающий по меньшей мере некоторое его количество, находится в испаренном виде, подают по линии 303 в вертикальный трубный реактор 306, причем этот реакционный сосуд включает реакционную зону 309, включающую впускную зону 304, которая включает способные псевдоожижаться каталитические частицы на основе молекулярного сита, поступающие из стояка 324 для обработанного вытесняющим газом катализатора, и патрубок 327, проходящий через выпускное приспособление 304 циркуляционной зоны (элемент 304 служит и как впускное приспособление реакционной зоны, и как выпускное приспособление циркуляционной зоны).
Если вновь обратиться к фиг. 4, то в реакционной зоне 309 протекает реакция превращения оксигенатов и в ней образуются продукты, включающие основные олефины, а способные псевдоожижаться каталитические частицы, теперь подвергнутые воздействию оксигенатов, через выпускное приспособление 348 реакционной зоны (элемент 348 является также впускным приспособлением циркуляционной зоны) перемещают в конечный сосуд 312. Конечный сосуд 312 включает объем 315 конечного сосуда, который представляет собой один элемент циркуляционной зоны и служит первым элементом разделительной зоны, что в конечном счете приводит к тому, что продукты покидают реакторное устройство в общем по линии 345. Объем 315 конечного сосуда характеризуется существенно большей площадью поперечного сечения, чем реакционная зона, значительно замедляя таким образом приведенную скорость газа (ПСГ) в этом заключительном объеме и позволяя большой части катализатора осаждаться под действием гравитации и становится в значительной степени отделенным от продуктов превращения оксигенатов и всего разбавителя или не подвергшегося превращению оксигенатного исходного материала для превращения, который может присутствовать. Другую часть способных псевдоожижаться каталитических частиц перемещают в циклонное сепараторное устройство 318, в котором катализатор также в значительной мере отделяют от продуктов превращения оксигенатов, а весь разбавитель или не подвергшийся превращению оксигенатный исходный материал для превращения, который может присутствовать, падает в длинный выступающий вниз стояк 321, откуда его перемещают в объем 315 конечного сосуда. Катализатор в объеме 315 конечного сосуда движется вниз через впускное приспособление 351 переходной зоны, отмеченное пунктирной линией по месту разграничения между цилиндрической и конической секциями, в переходную зону 333.
Тем не менее вновь согласно фиг. 4 вытесняющий газ направляют по линии и через барботер 336 к
- 13 014261 месту возле основания переходной зоны 333, заставляя вытесняющий газ подниматься по переходной зоне 333, освобождая катализатор от легких материалов, когда он падает по переходной зоне 333. В переходной зоне 333 показаны некоторые контактирующие устройства, например навесные тарелки, для содействия десорбции с катализатора легких материалов вытесняющим газом. Значительная часть обработанного вытесняющим газом катализатора выходит из переходной зоны 333 ниже линии для вытесняющего газа и барботера 336 для вхождения и движения по циркуляционному стояку 324 и в дальнейшем движется по линии 327, где он соединяется с регенерированным катализатором, поступающим из регенератора 400 по линии 412, и катализатор обоих типов поднимают, преодолевая силу тяжести, по линии 327 (с помощью подъемного газа, подаваемого по линии 403) во впускное приспособление 304 реакционной зоны и в реакционную зону 309. Можно использовать, что необязательно, регулировочное запорное средство 330 на циркуляционном стояке 324 для обработанного вытесняющим газом катализатора. Оставшаяся небольшая часть обработанного вытесняющим газом катализатора из переходной зоны 333 может перемещаться по впускному стояку 439 регенератора в регенераторный сосуд 401 для катализатора. На впускном стояке 439 регенератора можно использовать, что необязательно, регулировочное запорное средство 442. Регенерированный катализатор может быть возвращен в реакционную зону 309 через впускное приспособление 304 реакционной зоны, в данном примере после охлаждения в охладителе 406 катализатора, прохождения по линии 409, сообщающейся с возможностью прохождения текучей среды с другой линией 412, и объединения с обработанным вытесняющим газом катализатором из линии 324 в линии 327. На линии 412 можно использовать, что необязательно, регулировочное запорное средство 415. Значительное большинство продуктов превращения оксигенатов из реакции превращения оксигенатов в реакционной зоне 309, вытесняемых газом продуктов из переходной зоны 333 и не подвергшийся превращению оксигенатный исходный материал или разбавители, если они имеются, удаляют из реакторного устройства по линии 345. Вследствие несовершенства природы десорбции в переходной зоне 333 некоторые небольшие количества таких материалов могут быть введены в регенератор 400.
В варианте, показанном на фиг. 4, циркуляционная зона включает элементы 348 (и как впускное приспособление циркуляционной зоны, и как выпускное приспособление реакционной зоны), 315, 318, 351, 333, 336, 330, 324, 327 и 304 (и как выпускное приспособление циркуляционной зоны, и как впускное приспособление реакционной зоны). Определение продолжительности пребывания катализатора внутри элемента 333 переходной зоны осуществляют, по-видимому, с целью вывести соответствующее соотношение, включающее продолжительность пребывания катализатора в реакционной зоне 309, которая включает впускную зону 304. В общем объем переходной зоны таков, при котором приведенная скорость вытесняющего газа составляет по меньшей мере 0,03 м/с. Для варианта, проиллюстрированного на фиг. 4, приведенная скорость вытесняющего газа, обуславливаемая вытесняющим газом из линии и барботера 336, составляет 0,03 м/с в цилиндрической переходной зоне 333 непосредственно выше, и, таким образом, объем переходной зоны 333 является объемом, находящимся между барботером 336 и впускным приспособлением 351 переходной зоны (намного выше впускного приспособления 351 переходной зоны, увеличенная площадь для потока в объеме 315 конечного сосуда быстро, по-видимому, уменьшает приведенную скорость вытесняющего газа).
В другом варианте, показанном на фиг. 5, зона вертикального трубного реактора концентрична с разделительной и переходной зонами. Если обратиться к чертежу, то оксигенатный исходный материал подают через сопла 503 в реакционную систему 500 превращения оксигената в олефины и в сосуд 511 вертикального трубного реактора. Этот реакционный сосуд включает реакционную зону 512, включающую нижний цилиндр большего диаметра, секцию в виде усеченного конуса и верхний цилиндр меньшего диаметра.
Реакционная зона 512 содержит способные псевдоожижаться обработанные вытесняющим газом каталитические частицы на основе молекулярного сита, поступающие из нижней циркуляционной зоны 506 через выпускное приспособление 509 циркуляционной зоны (элемент 509 также служит как впускное приспособление реакционной зоны). Каталитические частицы в нижней циркуляционной зоне 506 псевдоожижают и поднимают через выпускное приспособление 509 циркуляционной зоны в реакционную зону 512 введением псевдоожижающей среды, такой как водяной пар, по линии 542. В этом примере впускное приспособление реакционной зоны определяют как представляющее собой участок непосредственно выше того места, где вводят оксигенатный исходный материал, поскольку оно является первым местом в устройстве, где может происходить контактирование между оксигенатным исходным материалом и обработанным вытесняющим газом катализатором.
Если вновь обратиться к фиг. 5, то в реакционной зоне 512 протекает реакция превращения оксигенатов и в ней образуются продукты, включающие основные олефины, а способные псевдоожижаться частицы, теперь подвергнутые воздействию оксигенатов, через выпускное приспособление 548 реакционной зоны (элемент 548 представляет собой также впускное приспособление циркуляционной зоны) перемещают в плотно сочетающийся первичный циклонный сепаратор 515. Обычно выпускное приспособление реакционной зоны определяют как вход в элемент, который работает для отделения катализатора от продукта взаимодействия, который в данном примере представляет собой выпускное приспособление 548 реакционной зоны в качестве входа в первичный циклонный сепаратор 515.
- 14 014261
Вновь согласно фиг. 5 продукт превращения оксигенатов, включающий легкие олефины и весь не подвергшийся превращению оксигенатный исходный материал и разбавитель, которые могут присутствовать, а также небольшое количество катализатора, выходят из верхней части первичного циклонного сепаратора 515 в объем 521 конечного сосуда, образуемый конечным сосудом 518. Верхняя часть объема 521 конечного сосуда обладает существенно большей площадью поперечного сечения, чем реакционная зона, значительно замедляя таким образом ПСГ в этом конечном объеме и позволяя большой части всего катализатора, который можно извлекать из верхней части первичного циклона 515, осаждаться под действием гравитации и становится в значительной степени отделенным от продуктов превращения оксигенатов и всего разбавителя или не подвергшегося превращению оксигенатного исходного материала для превращения, который может присутствовать. Продукты взаимодействия и весь не подвергшийся превращению оксигенатный исходный материал и разбавитель, которые могут присутствовать в конечном объеме 521, и даже меньшее количество захватываемого катализатора поступают во вторичный циклонный сепаратор 524. Продукты взаимодействия и весь не подвергшийся превращению оксигенатный исходный материал и разбавитель, которые могут присутствовать, а также очень небольшое количество остаточного катализатора выходят из верхней части вторичного циклонного сепаратора через верхнее свободное пространство 539 и выходят из реакторного устройства по линии 545 для дальнейшей обработки. По другому варианту верхнее выпускное приспособление первичного циклона 515 может находиться в плотном сочетании с впускным приспособлением вторичного циклона 524 таким образом, что через объем 521 конечного сосуда движется очень мало продукта взаимодействия и других сопутствующих материалов.
Тем не менее вновь согласно фиг. 5 катализатор падает в нижние длинные выступающие вниз стояки первичного циклонного сепаратора 515 и вторичный циклонный сепаратор 524, в объем 521 конечного сосуда и совместно со всем катализатором, осаждающимся где-либо еще в объеме 521 конечного сосуда, движется вниз через впускное приспособление 526 переходной зоны, помеченное сплошной линией по месту разграничения между цилиндрической и конической секциями конечного сосуда 518, в кольцевую переходную зону 527, кольцевую деталь, образуемую нижней частью конечного сосуда 518 и верхней частью меньшего диаметра реакционного сосуда 511.
Если также обратиться к фиг. 5, то вытесняющий газ направляют по линиям и барботерам 530 к месту возле основания переходной зоны 527, заставляя вытесняющий газ подниматься по переходной зоне 527, освобождая катализатор от легких материалов, когда он падает по переходной зоне 527. В переходной зоне 527 не показаны некоторые контактирующие приспособления, например навесные тарелки, которые могут присутствовать в ней, для содействия десорбции вытесняющим газом. Значительная часть обработанного вытесняющим газом катализатора из переходной зоны 527 падает в зону 532 отсутствия псевдоожижения, а затем поступает в циркуляционные стояки 533 и на своем пути назад в реакционную зону движется в нижнюю циркуляционную зону 506. На циркуляционных стояках 533 для обработанного вытесняющим газом катализатора могут быть использованы, что необязательно, регулировочные запорные средства 536. В отдельном варианте небольшая часть обработанного вытесняющим газом катализатора из переходной зоны 527 или откуда-либо еще из реакторного устройства 500 может перемещаться в регенератор, а регенерированный катализатор из регенератора может быть возвращен на нужное место в реакторном устройстве 500.
В варианте, показанном на фиг. 5, циркуляционная зона включает элементы 548 (и как впускное приспособление циркуляционной зоны, и как выпускное приспособление реакционной зоны), 515, 521, 524, 527, 530, 532, 533, 536, 506, 542 и 509 (и как выпускное приспособление циркуляционной зоны, и как впускное приспособление реакционной зоны). Определение продолжительности пребывания катализатора внутри кольцевого элемента переходной зоны 527 осуществляют, по-видимому, с целью вывести соответствующее отношение продолжительности пребывания катализатора в переходной зоне 527 к продолжительности пребывания катализатора в реакционной зоне 512. В общем объем переходной зоны таков, при котором приведенная скорость вытесняющего газа составляет по меньшей мере 0,03 м/с. Если сослаться на вариант фиг. 5, то, как полагают, приведенная скорость вытесняющего газа из линии и барботера 530, составляет 0,03 м/с в кольцевой переходной зоне 527 непосредственно выше, и, таким образом, объем переходной зоны 527 является объемом, находящимся в кольцевом пространстве между линиями и барботерами 530 и впускным приспособлением 526 переходной зоны (намного выше впускного приспособления 526 переходной зоны, увеличенная площадь для потока быстро, по-видимому, уменьшает приведенную скорость газа). Технологические условия в вертикальном трубном реакторе, переходной зоне, стояках, регенераторе, охладителе катализатора, установках выделения и повышения сортности продукта и т. д. могут быть аналогичными или такими же как те, которые представлены в предыдущих вариантах.
Способы разделения газа/твердых частиц, которые описаны в приведенных выше неограничивающих вариантах, особенно подходят для больших, промышленного масштаба реакционных систем. Так, например, способы разделения по настоящему изобретению особенно подходят для реакционных систем, которые требуют содержания катализатора по меньшей мере примерно 1000 кг в пересчете на общее количество катализатора, размещенного по всей реакционной системе. Так, в частности, способы разделе
- 15 014261 ния настоящему изобретению особенно подходят для реакционных систем, которые требуют содержания катализатора по меньшей мере примерно 10000 кг, более предпочтительно содержания катализатора по меньшей мере примерно 100000 кг, а наиболее предпочтительно содержания катализатора по меньшей мере примерно 250000 кг, в пересчете на общее количество катализатора, размещенного по всей реакционной системе.
Катализаторы превращения оксигената в олефин
Используемое в настоящем описании понятие катализатор относится к способному псевдоожижаться материалу, содержащему молекулярное сито, которое каталитически активно при превращении оксигената в олефин. Таким катализатором может служить (I) обработанный вытесняющим газом катализатор, (II) подверженный воздействию оксигенатов катализатор, (III) свежий катализатор (как правило, катализатор, который ни обработан вытесняющим газом, ни подвергнут воздействию оксигенатов, в частности катализатор, который был недавно приготовлен), направленный или находящийся по иным обстоятельствам внутри реакторного устройства, (IV) регенерированный катализатор, направленный или находящийся по иным обстоятельствам внутри реакторного устройства, или любое их сочетание. В одном из вариантов этот катализатор содержит кремнеалюмофосфатное молекулярное сито (8ΑΡΟ) и/или смеси кремнеалюмофосфатных молекулярных сит. Целевые кремнеалюмофосфатные молекулярные сита включают молекулярные сита с малыми и средними порами. Молекулярные сита с малыми порами определяют как молекулярные сита с порами, обладающими диаметром меньше примерно 5,0А. Молекулярные сита со средними порами определяют как молекулярные сита с порами, обладающими диаметром от 5,0 до 10,0 А.
8ΑΡΘ обладают микропористой кристаллической структурой с трехмерным каркасом из тетраэдрических звеньев [8ίΟ2], [Α1Ο2] и [ΡΟ2]. Путь, по которому 81 вводят в структуру, можно определить 2981 ЯМР-анализом с использованием вращения под магическим углом (см. работу В1аск\\ге11 аиб ΡαΙΙοη. ΤΡΙινδ.Οιοιη.. 92, 3965 (1988)). Целевые 8ΑΡΟ молекулярные сита обычно проявляют один или несколько пиков при 2981 ЯМР-анализе с использованием вращения под магическим углом с химическим сдвигом [(81)] в диапазоне от -88 до -96 част./млн и с объединенной площадью под пиком в этом диапазоне по меньшей мере 20% от общей площади под пиком для всех пиков с химическим сдвигом [(81)] в диапазоне от -88 до -115 част./млн, где химические сдвиги [(81)] относятся к внешнему тетраметилсилану (ТМС).
Кремнеалюмофосфатные молекулярные сита обычно классифицируют как являющиеся микропористыми материалами, обладающими 8-, 10- или 12-членными кольцевыми структурами. Эти кольцевые структуры могут обладать средними размерами пор в интервале от 3,5 до 15 А. Предпочтительными являются 8ΑΡΟ молекулярные сита с малыми порами, обладающие средними размерами пор в интервале от 3,5 до 5 А, более предпочтительно от 4,0 до 5,0 А. Эти размеры пор являются типичными для молекулярных сит, обладающих 8-членными кольцами.
Обычно кремнеалюмофосфатные молекулярные сита включают молекулярный каркас из угловых обобществленных тетраэдрических звеньев [8ίΟ2], [Α1Ο2] и [РО2]. Каркас этого типа оказывается эффективным при превращении различных оксигенатов в олефиновые продукты.
Тетраэдрические звенья [РО2] внутри каркасной структуры молекулярного сита по настоящему изобретению могут быть обусловлены множеством композиций. Примеры этих фосфорсодержащих композиций включают фосфорную кислоту, органические фосфаты, такие как триэтилфосфат и алюмофосфаты. Фосфорсодержащие композиции смешивают с реакционноспособными кремний- и алюминийсодержащими композициями в соответствующих условиях с получением молекулярного сита.
Тетраэдрические звенья [Α1Ο2] внутри каркасной структуры могут быть обусловлены множеством композиций. Примеры этих алюминийсодержащих композиций включают алюмоалкоксиды, такие как алюмоизопропоксид, алюмофосфаты, гидроксид алюминия, алюминат натрия и псевдобёмит. Алюминийсодержащие композиции смешивают с реакционноспособными кремний- и фосфорсодержащими композициями в соответствующих условиях с получением молекулярного сита.
Тетраэдрические звенья [8ίΟ2] внутри каркасной структуры могут быть обусловлены множеством композиций. Примеры этих кремнийсодержащих композиций включают золи диоксида кремния и кремнийалкоксиды, такие как тетраэтилортосиликат. Кремнийсодержащие композиции смешивают с реакционноспособными алюминий- и фосфорсодержащими композициями в соответствующих условия с получением молекулярного сита.
Приемлемые кремнеалюмофосфатные молекулярные сита включают 8ΑΡΟ-5, 8ΑΡΟ-8, 8ΑΡΟ-11, 8ΑΡΟ-16, 8ΑΡΟ-17, 8ΑΡΟ-18, 8ΑΡΟ-20, 8ΑΡΟ-31, 8ΑΡΟ-34, 8ΑΡΟ-35, 8ΑΡΟ-36, 8ΑΡΟ-37, 8ΑΡΟ-40, 8ΑΡΟ-41, 8ΑΡΟ-42, 8ΑΡΟ-44, 8ΑΡΟ-47, 8ΑΡΟ-56, их металлсодержащие формы и смеси. Предпочтительными являются 8ΑΡΟ-18, 8ΑΡΟ-34, 8ΑΡΟ-35, 8ΑΡΟ-44 и 8ΑΡΟ-47, в частности 8ΑΡΟ-18 и 8ΑΡΟ34, включая их металлсодержащие формы и их смеси. Использованное в настоящем описании понятие смесь является синонимом слова сочетание и обозначает рассматриваемую композицию, обладающую двумя или большим числом компонентов в варьируемых пропорциях независимо от их физического состояния.
В различных вариантах 8ΑΡΟ молекулярное сито может характеризоваться значением соотношения 8ί/Α12 по меньшей мере 0,10 и не больше 0,32, или по меньшей мере 0,12 и не больше 0,30, или по мень
- 16 014261 шей мере 0,14 и не больше 0,28, или по меньшей мере 0,15 и не больше 0,26. Обычно для 8ΑΡΟ более высокие значения соотношения 8ί/Α12 обеспечивают, по существу, более высокую активность при превращении метанола. Однако поскольку объектом изобретения является обеспечение и поддержание высокой активности катализатора, значение соотношения 8ί/Α12 выше 0,32 подходит для достижения чрезмерной кажущейся активности катализатора, недостатком которой является образование побочных продуктов. Кроме того, для 8ΑΡΟ обычно более низкие значения соотношения 8ί/Α12 обеспечивают некоторые хорошие свойства, такие как слабое образование кокса, но в некоторых условиях могут также обеспечивать низкое отношение этилена к пропилену.
Катализатор дополнительно может содержать в определенных пропорциях связующие вещества, наполнители или другой материал для достижения улучшенных каталитических эксплуатационных свойств, сопротивления истиранию, способности к регенерированию и других целевых свойств. На основе молекулярных сит катализаторы готовят или составляют совмещением синтезированных молекулярных сит со связующим веществом и/или матричным материалом с получением каталитической композиции на основе молекулярного сита или составленной каталитической композиции на основе молекулярного сита. Эту составленную каталитическую композицию на основе молекулярного сита формуют с получением частиц эффективных формы и размеров по обычным методам, таким как сушка распылением, гранулирование, экструзия и т.п. Эти связующие и наполнительные материалы в общем каталитически инертны и включают, хотя ими их список не ограничен, такие композиции, как каолин и другие глины, редкоземельные металлы в различных формах, оксиды металлов, другие нецеолитные каталитические компоненты, оксид алюминия или золь оксида алюминия, диоксид титана, диоксид циркония, оксид магния, диоксид тория, оксид бериллия, кварц, диоксид кремния, золь диоксида кремния и их смеси. Что касается предпочтительных катализаторов, то эти последние являются композициями, содержащими 8ΑΡΟ в количестве по меньшей мере 35, по другому варианту по меньшей мере 40 мас.%. Что касается пропорций 8ΑΡΟ, то в соответствии с задачей изобретения для практической максимизации производительности реактора с хорошим выходом легких олефинов особенно целесообразны каталитические композиции, содержащие по меньшей мере 45, по другому варианту по меньшей мере 50, по другому варианту по меньшей мере 55, по другому варианту по меньшей мере 60 и по еще одному варианту по меньшей мере 65 мас.% 8ΑΡΟ.
В других вариантах катализатор может включать, в дополнение к 8ΑΡΟ и/или связующим веществам и наполнителям, один или несколько других эффективных цеолитных молекулярных сит (обычно называемых алюмосиликатами, которые, как правило, включают кремний и алюминий, но не содержат в каркасе фосфора), включая сюда, хотя ими их список не ограничен, морденит, шабазит, эрионит, Ζ8Μ-5, Ζ8Μ-34, Ζ8Μ-48 и их смеси. Способы приготовления этих цеолитных молекулярных сит в данной области техники известны, и в их обсуждении в настоящем описании необходимости нет. Структурные типы алюмосиликатных молекулярных сит с малыми порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают ΑΕΊ, ЛЕТ. ΑΡΟ, ΑΤΝ, ΑΤΤ, ΑΤΎ, Α\ν\ν. ЫК, ΟΑ8, СНА, СШ, ΌΑΟ, ΌΌΒ, ЕЭ!, ΕΚΊ, ΟΟΟ, КН, ЕРА/ ΡΟΥ, ΕΤΑ, ΜΟΝ, ΡΑυ, Ρ1 ΙΡ ΚΗΟ, ΚΟΟ, ΤΗΟ и их замещенные формы. Структурные типы алюмосиликатных молекулярных сит со средними порами, которые приемлемы для применения при выполнении настоящего изобретения, включают ΜЕI, ΜΕΕ, ΜΤν, ΕυΟ, ΜΤΤ, ΗΕυ, ΕΕΚ, ΑΕΟ, ΑΕΕ, ΤΟΝ и их замещенные формы. Эти цеолиты с малыми и средними порами более подробно описаны в работе ΑίΕΐδ о£ Ζοοίίΐο 81гис1иге Τуρе8, \ν.Η.ΜοίθΓ и Ό.Η.ΟΙδβη, Вийег\\όγ11ι издание 3-е, 1997, причем подробное описание этой работы открыто включено в настоящее описание в качестве ссылки.
В одном из вариантов катализатор превращения оксигената в олефин характеризуется следующим предпочтительным распределением по размерам:
(I) 95 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 125 мкм, (II) 90 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 110 мкм, (III) 80 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 96 мкм, (IV) 70 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 88 мкм, (V) 60 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 83 мкм, (VI) 50 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 78 мкм, (VII) 40 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 74 мкм, (VIII) 30 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 69 мкм, (IX) 20 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 65 мкм, (X) 10 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 59 мкм, (XI) 5 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 54 мкм, (XII) 1 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 46 мкм и (XIII) не больше 0,5 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 44 мкм;
причем эти данные в процентах приведены в пересчете на общую массу каталитических частиц.
- 17 014261
Иллюстративные варианты
Объекты изобретения осуществляли и испытывали в испытательном оборудовании на холодном потоке под почти атмосферным давлением и при комнатной температуре с использованием катализатора превращения оксигената в олефин в псевдоожиженной форме. В испытательном оборудовании пять 20сантиметровых вертикальных труб соединяли между собой в систему, обладавшую единственным разделительным сосудом диаметром приблизительно 1 м. В качестве барботажного и транспортировочного газа использовали воздух. Потоки, выходившие из этих вертикальных труб, через циклонный сепаратор поступали в разделительный сосуд. Потоки более высокой плотности, выходившие из длинных выступающих вниз стояков циклонного сепаратора, спускались в переходную зону, содержавшую 6 уровней отражательных пластин или навесов. Из этих 6 уровней отражательных пластин или навесов формировали 3 пары уровней, причем навесы в каждой паре поворачивали на 90° относительно навесов в смежной паре уровней. Внутри пары навесы размещали таким образом, чтобы отверстие пары одного уровня соответствовало месту навеса в паре другого уровня.
Для испытания на способность газовых барботеров и отражательных пластин удалять газы, адсорбированные (или захваченные) катализатором, когда поток выходил из длинных выступающих вниз стояков циклонных сепараторов, в поток газа/твердых частиц инжектировали гелий. Эффективность удаления определяли установлением количества гелия, остававшегося в потоке твердых частиц, когда поток твердых частиц поступал на место входа в стояк, в сравнении с количеством гелия в потоке твердых частиц в верхней части слоя. На фиг. 6 показано влияние отражательных пластин или навесов различных типов на эффективность удаления гелия из потока газа/твердых частиц. Типы использованных отражательных пластин представлены на чертеже. Перфорированные отражательные пластины аналогичны перфорированным ограждениям метрополитена, включающим многочисленные узкие металлические пластины или полосы, размещенные перпендикулярно потоку и отстоящие друг от друга на один дюйм с однодюймовыми отверстиями между полосами каждой пары. Навесы II представляют собой перевернутые ν-образные структуры. Навесы 13 аналогичны навесам II, но дополнительно обладают вертикальной поверхностью при каждой из нижних кромок ν-образной структуры и перфорированы отверстиями с тем чтобы позволить газу проходить через навес. Во всех случаях, показанных на фиг. 6, использовали множество рядов отражательных пластин. Приведенная скорость воздуха, инжектированного газовыми барботерами, во всех продемонстрированных случаях составляла 0,5 фута/с (0,15 м/с).
На фиг. 6 продемонстрирована десорбционная эффективность сочетания отражательных пластин и десорбционного газа из газовых барботеров относительно расхода катализатора, проходившего по переходной зоне. Десорбционную эффективность определяли как долю в процентах парообразного компонента, поступавшего в верхнюю часть переходной зоны, которая вытеснялась газом и не поступала в стояк в основании переходной зоны. Хотя все отражательные пластины демонстрировали некоторую эффективность при выделении гелия из твердых частиц, навесы 13 характеризовались самым высоким процентом удаления из потока твердых частиц инжектированного гелия. По мере того как расход внутри переходной зоны увеличивался (что соответствовало увеличению также расхода в стояках), эффективность удаления понижалась. Однако эффективность удаления не понижалась в той степени, в которой ожидалось бы ее понижение, если бы использовали катализатор ФКК на основе молекулярного сита (например, ИЗУ). Другими словами, ФКК в переходных зонах (как правило, в зоне десорбционной секции) следовало бы проводить при расходах катализатора в переходных зонах 100 кг/м2-с или больше, но обычно это невозможно без ущерба вследствие значительной потери десорбционной эффективности. Не основываясь на какой-либо теории или модели, полагают, что такие высокие значения расхода в переходной зоне (выше 100 кг/м2-с или выше 125 кг/м2-с, или даже выше 150 кг/м2-с) возможны в реакционной системе превращения оксигената в олефины (ОвО) благодаря характеристикам катализатора такого процесса, исходного материала и продуктов. В частности, когда используют катализатор с предпочтительным распределением частиц по размерам, полагают, что размер газовых пузырьков образующихся в переходной зоне ОвО, значительно больше среднего размера газовых пузырьков, которые образуются в десорбционных секциях ФКК. Этот эффект приводит к значительному увеличению количества вытесняющего газа, движущегося вверх (в противоток к потоку катализатора) в переходной зоне при данном расходе катализатора, что, в свою очередь, приводит к повышенной эффективности десорбционной обработки катализатора.
Полагают также, что катализатор ОвО на основе молекулярного сита, используемый в реакционной системе ОвО, освобождать от адсорбированных веществ в действительности легче, если сравнивать с катализатором ФКК, используемым в крекинге газойля или тяжелого масла, поскольку молекулы исходного материала для ОвО и соединений как продуктов взаимодействия из катализатора ОВО вытеснить легче и проще, чем исходный материал ФКК и продукты взаимодействия из катализатора ФКК.
На фиг. 7 показано влияние варьирования приведенной скорости барботирующего газа на эффективность удаления гелия из потока твердых частиц. Приведенная скорость барботирующего газа соответствует общей скорости потока газа, деленной на площадь поперечного сечения разделительного сосуда. В этих измерениях использовали навесы стиля 13. Как показано на фиг. 7, когда приведенная ско
- 18 014261 рость барботирующего газа составляет 0,5 фута/с (0,15 м/с) или больше, эффективность удаления при всех значениях расхода твердых частиц в переходной зоне приближается к 90%.
В различных вариантах эффективность десорбирования или вытеснения десорбционным газом может составлять по меньшей мере 50% или по меньшей мере 70%, или по меньшей мере 90%. По другому варианту десорбционная эффективность может быть равной 99,9% или меньше, или 95% или меньше.
На фиг. 8 показано влияние осуществления варианта выполнения изобретения в пилотной установке для проведения реакции превращения метанола в олефины. Согласно фиг. 8 в разделительный сосуд пилотной установки внедряли газовые барботеры, но не использовали никаких дополнительных отражательных пластин. На фиг. 8 показано влияние на селективность в отношении основных олефинов (СеОО) и селективность в отношении кокса по данным эксперимента в пилотной установке базовой линии. Селективность определяют как массу получаемого компонента, деленную на массу всего продукта, за исключением воды, на процентной основе. В эксперименте базовой линии с целью предотвратить закупорку газовых впускных приспособлений каталитическими частицами через газовые впускные приспособления проводили только минимальный поток барботирующего газа. Увеличение приведенной скорости барботирующего газа до 0,2 или 0,3 фута/с (0,06 или 0,09 м/с) обеспечивало заметное увеличение СеОО при одновременном также подавлении селективности в отношении кокса. Однако значения приведенной скорости выше 0,3 фута/с (0,09 м/с) не обеспечивали, по-видимому, дальнейшего улучшения СеОО и дополнительного подавления селективности в отношении кокса.
В различных вариантах движущийся по переходной зоне десорбционный газ может вызвать увеличение СеОО по меньшей мере 0,1%, или по меньшей мере 0,5%, или по меньшей мере 1,0%. По другому варианту движущийся по переходной зоне десорбционный газ может вызвать увеличение СеОО 5% или меньше либо 2% или меньше. В других вариантах движущийся по переходной зоне десорбционный газ может вызвать уменьшение селективности в отношении кокса по меньшей мере 0,1%, или по меньшей мере 0,5%, или по меньшей мере 1,0%. По еще одному варианту движущийся по переходной зоне десорбционный газ может вызвать уменьшение селективности в отношении кокса 5% или меньше либо 2% или меньше.
Для обычных специалистов в данной области техники совершенно очевидно, что в настоящее изобретение можно вносить многочисленные модификации, не выходя при этом из сущности и объема настоящего изобретения. Наличие вариантов, представленных в настоящем описании, означает, что они носят только иллюстративный характер, поэтому их не следует рассматривать как ограничивающие объем изобретения, который определяет следующая формула изобретения.

Claims (13)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ отделения движущихся твердых частиц, в котором выделяют из потока газа/твердых частиц поток более высокой плотности, включающий основную часть твердых частиц, содержащихся в потоке газа/твердых частиц;
    переносят твердые частицы из потока более высокой плотности по переходной зоне при расходе твердых частиц в переходной зоне по меньшей мере 100 кг/м2-с в присутствии вытесняющего газа, движущегося противоточно основному потоку твердых частиц; и затем отводят обработанные вытесняющим газом твердые частицы из переходной зоны, в котором переходная зона включает:
    (а) впускное приспособление для твердых частиц, (б) выпускное приспособление для твердых частиц, обладающее площадью А, и (в) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное по вертикали на расстоянии Ό от выпускного приспособления для твердых частиц, где Ό и А связаны функцией Ό=ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5.
  2. 2. Способ получения олефинов, в котором приводят в контакт исходный материал, содержащий по меньшей мере один оксигенат, с содержащим 8ΑΡΘ катализатором в вертикальном трубном реакторе, отделяют каталитические частицы от олефинов и переносят по меньшей мере часть катализатора в переходную зону, характеризующуюся расходом катализатора по меньшей мере 100 кг/м2-с, в присутствии вытесняющего газа, движущегося противоточно основному потоку катализатора; где происходит вытеснение, по меньшей мере, некоторого количества оксигената и/или олефина из катализатора, а затем переносят по меньшей мере часть обработанного вытесняющим газом катализатора в вертикальный трубный реактор, в котором переходная зона включает:
    (а) впускное приспособление для частиц катализатора, (б) выпускное приспособление для частиц катализатора, обладающее площадью А, и (в) впускное приспособление для вытесняющего газа, расположенное по вертикали на расстоянии Ό от выпускного приспособления для твердых частиц, где Ό и А связаны функцией Ό = ΚΑ0,5, где К находится в интервале от 0,3 до 1,5.
  3. 3. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором переходная зона включает по меньшей ме
    - 19 014261 ре один слой отражательных пластин и в котором впускные приспособления для вытесняющего газа находится либо (I) вблизи слоя отражательных пластин, ближайшего к выпускному приспособлению для твердых частиц, в частности катализатора, либо (II) между выпускным приспособлением для твердых частиц, в частности катализатора, и слоем отражательных пластин, ближайшим к выпускному приспособлению для твердых частиц, в частности катализатора.
  4. 4. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором переходная зона включает по меньшей мере одну пару слоев отражательных пластин и в котором ориентация одного слоя из пары слоев отражательных пластин повернута на 90° относительно второго слоя из пары слоев отражательных пластин.
  5. 5. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором (I) твердые частицы или катализатор представляет собой каталитические частицы, содержащие молекулярное сито с углеводородом и/или оксигенированным углеводородом на нем или в нем.
  6. 6. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором вытесняющий газ представляет собой водяной пар, который характеризуется приведенной скоростью в переходной зоне по меньшей мере 0,09 м/с.
  7. 7. Способ по пп.2-6, в котором:
    (I) каталитические частицы характеризуются средним расходом по переходной зоне в интервале от 125 до 488 кг/м2-с, (II) каталитические частицы характеризуются средней продолжительностью пребывания катализатора в переходных зонах в интервале от 5 с до 10 мин, и (III) каталитические частицы в переходной зоне обладают средним градиентом плотности катализатора 525 кг/м3-м или меньше, (IV) по меньшей мере 95 мас.% каталитических частиц в переходной зоне характеризуются средним размером частиц 125 мкм или меньше в пересчете на общую массу каталитических частиц в переходной зоне и (V) Ό составляет по меньшей мере 250 мм, а А составляет по меньшей мере 2,7х 104 мм2.
  8. 8. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором катализатор отводят из переходной зоны через выпускное приспособление для твердых частиц в стояк, обладающий площадью поперечного сечения не больше А.
  9. 9. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором переходная зона включает несколько выпускных приспособлений для твердых частиц, в частности катализатора, причем каждое из указанных выпускных приспособлений характеризуется площадью поперечного сечения А, и в котором часть катализатора отводят из переходной зоны через каждое из указанных выпускных приспособлений в несколько стояков, каждый из стояков обладает такой же площадью поперечного сечения как у указанных выпускных приспособлений, и непосредственно соединен только с одним из указанных выпускных приспособлений.
  10. 10. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором по меньшей мере часть катализатора в переходной зоне находится в псевдоожиженном слое, который характеризуется градиентом плотности 53 кг/м3-м или меньше и в котором объемная фракция газовых пузырьков при выпускном приспособлении для катализатора составляет по меньшей мере 0,00005.
  11. 11. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором твердые, в частности каталитические, частицы характеризуются следующим распределением по размерам:
    95 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 125 мкм,
    90 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 110 мкм,
    80 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 96 мкм,
    70 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 88 мкм,
    60 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 83 мкм,
    50 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 78 мкм,
    40 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 74 мкм,
    30 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 69 мкм,
    20 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 65 мкм,
    10 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 59 мкм,
    5 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 54 мкм,
    1 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 46 мкм и не больше 0,5 мас.% каталитических частиц характеризуются средним размером меньше 44 мкм; причем эти данные в процентах приведены в пересчете на общую массу каталитических частиц.
  12. 12. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором К находится в интервале от 0,8 до 1,1 и в котором расход катализатора в стояках находится в интервале от 488 до 1710 кг/м2-с.
  13. 13. Способ по одному из предыдущих пунктов, в котором катализатор выбирают из 8ЛРО-5, 8ЛРО8, 8ЛРО-11, 8ЛРО-16, 8ЛРО-17, 8ЛРО-18, 8ЛРО-20, 8ЛРО-31, 8ЛРО-34, 8ЛРО-35, 8ЛРО-36, 8ЛРО-37, 8ЛРО-40, 8ЛРО-41, 8ЛРО-42, 8ЛРО-44, 8ЛРО-47, 8ЛРО-56, их металлсодержащих форм и их смесей.
EA200801975A 2006-03-31 2007-03-28 Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц EA014261B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US78814706P 2006-03-31 2006-03-31
PCT/US2007/007736 WO2007117384A1 (en) 2006-03-31 2007-03-28 Method for separating gases from solids in a gas-solids reaction system using a gas-solids flow

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200801975A1 EA200801975A1 (ru) 2009-06-30
EA014261B1 true EA014261B1 (ru) 2010-10-29

Family

ID=37441825

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200801975A EA014261B1 (ru) 2006-03-31 2007-03-28 Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц

Country Status (6)

Country Link
US (2) US7935857B2 (ru)
EP (2) EP2004776A1 (ru)
CN (4) CN101395250B (ru)
EA (1) EA014261B1 (ru)
WO (2) WO2007117357A1 (ru)
ZA (1) ZA200808303B (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2636077C1 (ru) * 2013-12-03 2017-11-20 Далянь Инститьют Оф Кемикал Физикс, Чайниз Академи Оф Сайенсез Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира

Families Citing this family (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP2004776A1 (en) * 2006-03-31 2008-12-24 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Product recovery in gas-solids reactors
US8371041B2 (en) * 2007-01-11 2013-02-12 Syncoal Solutions Inc. Apparatus for upgrading coal
US20090325783A1 (en) * 2008-06-30 2009-12-31 Myers Daniel N Oto quench tower catalyst recovery system utilizing a low temperature fluidized drying chamber
US9352270B2 (en) 2011-04-11 2016-05-31 ADA-ES, Inc. Fluidized bed and method and system for gas component capture
TWI495511B (zh) 2011-07-27 2015-08-11 Exxonmobil Chem Patents Inc 具有分階擋板的流體床反應器
IN2015DN02082A (ru) 2012-09-20 2015-08-14 Ada Es Inc
CN104624401B (zh) * 2015-03-06 2019-01-15 英尼奥斯欧洲股份公司 改进的旋风分离器构造
US9815040B2 (en) * 2015-06-26 2017-11-14 Dow Global Technologies Llc Fluid solids contacting device
CN108602036B (zh) * 2015-11-24 2021-08-17 国际壳牌研究有限公司 粒子分离装置
WO2017218187A1 (en) * 2016-06-17 2017-12-21 Dow Global Technologies Llc System components of fluid catalytic reactor systems
CN106140036A (zh) * 2016-08-31 2016-11-23 安徽金禾实业股份有限公司 一种三聚氰胺生产中流化床出风口分离装置
US12012556B2 (en) 2019-08-05 2024-06-18 Sabic Global Technologies B.V. Dense phase riser to maximize light olefins yields for naphtha catalytic cracking
US11591531B2 (en) * 2020-08-21 2023-02-28 ExxonMobil Technology and Engineering Company Conversion of catalytic coke into synthetic gas from a fluid catalytic cracking (FCC) process using a chemical looping system and methods related thereto
CN116568390A (zh) * 2020-12-16 2023-08-08 陶氏环球技术有限责任公司 用于再生颗粒状固体的系统和方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5531884A (en) * 1994-08-03 1996-07-02 Mobil Oil Corporation FCC catalyst stripper
US20040101449A1 (en) * 2002-11-25 2004-05-27 Marchant Paul E. Methods for reducing the formation of by-products in the production of recombinant polypepticles
WO2005061418A2 (en) * 2003-12-05 2005-07-07 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Catalyst fluidization in oxygenate to olefin reaction systems

Family Cites Families (48)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3480406A (en) * 1966-06-30 1969-11-25 Exxon Research Engineering Co Reaction vessel
US4364905A (en) 1979-11-23 1982-12-21 Standard Oil Company (Indiana) Fluid catalytic cracking apparatus having riser reactor and improved means associated with the riser reactor for separating cracked product and entrained particulate catalyst
US4414100A (en) * 1981-12-29 1983-11-08 Chevron Research Company Fluidized catalytic cracking
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
US4677243A (en) 1982-10-04 1987-06-30 Union Carbide Corporation Production of light olefins from aliphatic hetero compounds
US4597771A (en) 1984-04-02 1986-07-01 Cheng Shang I Fluidized bed reactor system for integrated gasification
FR2563118B1 (fr) 1984-04-20 1987-04-30 Creusot Loire Procede et installation de traitement de matiere en lit fluidise circulant
US4670993A (en) 1984-08-16 1987-06-09 E.C.C. America Inc. Method for fluidizing fine kaolin particles
FR2577549B1 (fr) 1985-02-15 1987-03-20 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de methanol ou de dimethylether en olefines
US4752651A (en) 1986-06-16 1988-06-21 Union Carbide Corporation Production of light olefins
US4973792A (en) 1987-07-07 1990-11-27 Uop Chemical conversion process
US6545088B1 (en) 1991-12-30 2003-04-08 Dow Global Technologies Inc. Metallocene-catalyzed process for the manufacture of EP and EPDM polymers
AU667114B2 (en) 1992-05-27 1996-03-07 Exxon Chemical Patents Inc. Use of acid extracted molecular sieve catalysts in oxygenate conversion
JP2715186B2 (ja) 1992-05-27 1998-02-18 エクソン・ケミカル・パテンツ・インク 高純度オレフィンの製造法
CN2205827Y (zh) * 1993-07-30 1995-08-23 北京联合应用化学与化学工程研究所 下行催化裂化提升管两段再生装置
US5990369A (en) 1995-08-10 1999-11-23 Uop Llc Process for producing light olefins
US5714662A (en) 1995-08-10 1998-02-03 Uop Process for producing light olefins from crude methanol
US5817906A (en) 1995-08-10 1998-10-06 Uop Llc Process for producing light olefins using reaction with distillation as an intermediate step
US5744680A (en) 1995-08-10 1998-04-28 Uop Process for producing light olefins
US5962762A (en) 1995-12-13 1999-10-05 Sun; Hsian-Ning Use of transition metal containing small pore molecular sieve catalysts in oxygenate conversion
WO1997036845A1 (en) 1996-04-01 1997-10-09 Starchem Technologies, Inc. Fixed bed conversion of methoxy compounds to olefins
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
US6455747B1 (en) 1998-05-21 2002-09-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method for converting oxygenates to olefins
US6023005A (en) 1997-07-03 2000-02-08 Exxon Chemicals Patents Inc. Process for converting oxygenates to olefins using molecular sieve catalysts comprising desirable carbonaceous deposits
US5914433A (en) 1997-07-22 1999-06-22 Uop Lll Process for producing polymer grade olefins
RO114524B1 (ro) 1997-10-02 1999-05-28 Sc Zecasin Sa Procedeu de fabricare a oleofinelor cu greutate moleculara mica prin conversia catalitica in strat fluidizat a metanolului
US6455749B1 (en) 1997-10-03 2002-09-24 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Method for increasing light olefin yield by conversion of a heavy hydrocarbon fraction of a product to light olefins
US6187983B1 (en) 1998-04-29 2001-02-13 Exxon Chemical Patents Inc Converting oxygenates to olefins in the presence of electromagnetic energy
US6482998B1 (en) 1998-04-29 2002-11-19 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Process for converting oxygenates to olefins with direct product quenching for heat recovery
US6121504A (en) 1998-04-29 2000-09-19 Exxon Chemical Patents Inc. Process for converting oxygenates to olefins with direct product quenching for heat recovery
US6005150A (en) 1998-06-22 1999-12-21 Uop Llc Process for the production of butene-1 from a mixture of C4 olefins
US6482999B2 (en) 1999-02-17 2002-11-19 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Method for improving light olefin selectivity in an oxygenate conversion reaction
US6316683B1 (en) 1999-06-07 2001-11-13 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Protecting catalytic activity of a SAPO molecular sieve
US6166282A (en) 1999-08-20 2000-12-26 Uop Llc Fast-fluidized bed reactor for MTO process
US7169293B2 (en) * 1999-08-20 2007-01-30 Uop Llc Controllable space velocity reactor and process
US6303841B1 (en) 1999-10-04 2001-10-16 Uop Llc Process for producing ethylene
US7232936B1 (en) 2000-02-22 2007-06-19 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Conversion of oxygenate to olefins with staged injection of oxygenate
US6506954B1 (en) 2000-04-11 2003-01-14 Exxon Mobil Chemical Patents, Inc. Process for producing chemicals from oxygenate
US6613950B1 (en) 2000-06-06 2003-09-02 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Stripping hydrocarbon in an oxygenate conversion process
US6303839B1 (en) 2000-06-14 2001-10-16 Uop Llc Process for producing polymer grade olefins
US6441261B1 (en) 2000-07-28 2002-08-27 Exxonmobil Chemical Patents Inc. High pressure oxygenate conversion process via diluent co-feed
CN2463042Y (zh) * 2001-02-08 2001-12-05 中国石油化工集团公司 流化催化转化汽提器
US6673978B2 (en) 2001-05-11 2004-01-06 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for making olefins
US7214636B2 (en) * 2003-08-22 2007-05-08 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalyst regenerator for reducing entrained catalyst loss
US7462211B2 (en) 2005-06-29 2008-12-09 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Gas-solids separation device and method
US7767870B2 (en) * 2005-08-31 2010-08-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Riser termination devices for reduced catalyst attrition and losses
EP2004776A1 (en) 2006-03-31 2008-12-24 ExxonMobil Chemical Patents Inc. Product recovery in gas-solids reactors

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5531884A (en) * 1994-08-03 1996-07-02 Mobil Oil Corporation FCC catalyst stripper
US20040101449A1 (en) * 2002-11-25 2004-05-27 Marchant Paul E. Methods for reducing the formation of by-products in the production of recombinant polypepticles
WO2005061418A2 (en) * 2003-12-05 2005-07-07 Exxonmobil Chemical Patents, Inc. Catalyst fluidization in oxygenate to olefin reaction systems

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2636077C1 (ru) * 2013-12-03 2017-11-20 Далянь Инститьют Оф Кемикал Физикс, Чайниз Академи Оф Сайенсез Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира

Also Published As

Publication number Publication date
CN101410484A (zh) 2009-04-15
US7799118B2 (en) 2010-09-21
CN101410484B (zh) 2013-10-30
US7935857B2 (en) 2011-05-03
WO2007117357A1 (en) 2007-10-18
CN101415798B (zh) 2013-07-17
CN101395250B (zh) 2013-06-05
US20070232843A1 (en) 2007-10-04
EA200801975A1 (ru) 2009-06-30
CN101410352A (zh) 2009-04-15
CN101395250A (zh) 2009-03-25
EP2004776A1 (en) 2008-12-24
CN101415798A (zh) 2009-04-22
EP2007851A1 (en) 2008-12-31
EP2007851B1 (en) 2016-08-24
WO2007117384A1 (en) 2007-10-18
ZA200808303B (en) 2009-11-25
US20070227356A1 (en) 2007-10-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA014261B1 (ru) Способ отделения газов от твердых частиц в реакционной системе газа/твердых частиц с использованием потока газа/твердых частиц
US6166282A (en) Fast-fluidized bed reactor for MTO process
RU2636077C1 (ru) Реакционное устройство для получения легких олефинов из метанола и/или диметилового эфира
EA017526B1 (ru) Превращение оксигенатов под высоким давлением и с высокой производительностью с циклом воздействия на катализатор
AU2005316802B2 (en) Method and system for catalytically converting oxygenates and regenerating and stripping catalyst
EA009015B1 (ru) Блок вертикальных реакторов с общим обратным каналом системы циркуляции катализатора
KR101864442B1 (ko) 산소 함유 화합물을 사용하여 저급 올레핀을 제조하는 방법 및 이를 사용하기 위한 장치
JP6883100B2 (ja) 酸素含有化合物からプロピレン及びｃ４の炭化水素類を製造する乱流流動床式反応器、装置及び方法
EA009856B1 (ru) Регенератор для восстановления каталитической активности катализатора, используемого в нескольких блоках реакторов
EA008696B1 (ru) Реактор с несколькими вертикальными трубами и объединенной транспортировкой
JP2003532782A (ja) 複数上昇管反応器
RU2743989C1 (ru) Устройство с кипящим слоем и способ получения пара-ксилола и совместного получения низших олефинов из метанола и/или диметилового эфира и толуола
EA013380B1 (ru) Псевдоожижение популяции каталитических частиц, характеризующейся низким содержанием каталитической мелочи
MXPA02008196A (es) Conversion de oxigenado en olefinas con inyeccion de oxigenado en etapas.
US7790941B2 (en) Oxygenate-to-olefin conversions in a baffled reactor
KR20190140469A (ko) 메탄올 및/또는 디메틸에테르 및 벤젠에 의한 파라자일렌의 제조 및 저탄소 올레핀의 동시 제조를 위한 장치 및 방법
CN108786671B (zh) 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
US7906448B2 (en) Moving bed catalyst regeneration apparatus with integral CO oxidation zone and method of use to accelerate coke burning
NO831243L (no) Fremgangsmaate og apparat for omdannelse av lavere alkoholer og beslektede oksygenater til hydrokarboner

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