ES2306712T3 - Procedimiento de conversion de compuestos oxigenados en olefinas mediante un reactor de multiples columnas ascendentes. - Google Patents
Procedimiento de conversion de compuestos oxigenados en olefinas mediante un reactor de multiples columnas ascendentes. Download PDFInfo
- Publication number
- ES2306712T3 ES2306712T3 ES01932739T ES01932739T ES2306712T3 ES 2306712 T3 ES2306712 T3 ES 2306712T3 ES 01932739 T ES01932739 T ES 01932739T ES 01932739 T ES01932739 T ES 01932739T ES 2306712 T3 ES2306712 T3 ES 2306712T3
- Authority
- ES
- Spain
- Prior art keywords
- catalyst
- reactors
- elevators
- reactor
- feed
- Prior art date
- Legal status (The legal status 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 status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
Classifications
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
- B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
- B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
- B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
- B01J8/26—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with two or more fluidised beds, e.g. reactor and regeneration installations
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
- C10G11/16—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "moving bed" method
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
- B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
- B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
- B01J8/0055—Separating solid material from the gas/liquid stream using cyclones
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
- B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
- B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
- B01J8/1845—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with particles moving upwards while fluidised
-
- 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
- B01J8/1872—Details of the fluidised bed reactor
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
- C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
- C10G3/42—Catalytic treatment
- C10G3/44—Catalytic treatment characterised by the catalyst used
- C10G3/48—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support
- C10G3/49—Catalytic treatment characterised by the catalyst used further characterised by the catalyst support containing crystalline aluminosilicates, e.g. molecular sieves
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
- C10G3/62—Catalyst regeneration
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
- C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
- C10G2300/4093—Catalyst stripping
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
- C10G2400/20—C2-C4 olefins
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S585/00—Chemistry of hydrocarbon compounds
- Y10S585/919—Apparatus considerations
- Y10S585/921—Apparatus considerations using recited apparatus structure
-
- 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
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S585/00—Chemistry of hydrocarbon compounds
- Y10S585/919—Apparatus considerations
- Y10S585/921—Apparatus considerations using recited apparatus structure
- Y10S585/922—Reactor fluid manipulating device
-
- 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
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S585/00—Chemistry of hydrocarbon compounds
- Y10S585/919—Apparatus considerations
- Y10S585/921—Apparatus considerations using recited apparatus structure
- Y10S585/922—Reactor fluid manipulating device
- Y10S585/923—At reactor inlet
-
- 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
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S585/00—Chemistry of hydrocarbon compounds
- Y10S585/919—Apparatus considerations
- Y10S585/921—Apparatus considerations using recited apparatus structure
- Y10S585/924—Reactor shape or disposition
- Y10S585/926—Plurality or verticality
Abstract
Un procedimiento para la conversión de compuestos oxigenados en olefinas, que comprende: (a) poner en contacto un catalizador fluidizable con un fluido fluidizante para fluidizar dicho catalizador fluidizable; (b) alimentar dicho catalizador y una alimentación a una pluralidad de reactores (20) elevadores, a una velocidad gaseosa superficial mayor que 1 metro por segundo, siendo dicha pluralidad de reactores (20) elevadores parte de un único aparato (10) para la conversión de hidrocarburos; (c) hacer reaccionar dicha alimentación con dicho catalizador en dicha pluralidad de reactores elevadores, produciendo la reacción de dicha alimentación y dicho catalizador un producto; (d) separar dicho catalizador de dicho producto en una zona de separación, estando la zona (14) de separación en comunicación fluida con dicha pluralidad de reactores (20) elevadores; (e) retornar dicho catalizador desde dicha zona de separación hasta dicha pluralidad de reactores elevadores; y (f) repetir las etapas (a) a (e).
Description
Procedimiento de conversión de compuestos
oxigenados en olefinas mediante un reactor de múltiples columnas
ascendentes.
La presente invención se refiere a un reactor
útil en procedimientos de conversión de hidrocarburos, y
particularmente en reacciones de conversión de compuestos
oxigenados en olefinas.
Cuando se convierte una materia prima que
contiene un hidrocarburo en un producto en un reactor industrial,
es deseable maximizar la producción de un producto o productos
deseados, y controlar, típicamente minimizar, la producción de
subproductos. Un tipo de reactor útil para realizar reacciones de
conversión de hidrocarburos es un reactor de lecho fluidizado, en
el que partículas catalíticas sólidas están suspendidas en un estado
fluidizado durante el contacto con la materia prima y otros
materiales en estado de vapor. Estos tipos de reactores tienen
usualmente una geometría de reactor cilíndrica. Un método para
reducir la producción de subproductos en un reactor de lecho
fluidizado implica operar en un régimen de flujo hidrodinámico de
tal modo que la velocidad gaseosa superficial alcanza una velocidad
lo suficientemente alta para causar que el flujo neto de catalizador
en el reactor fluya en la misma dirección que el flujo de la
materia prima y otros vapores, es decir, la materia prima y otros
vapores llevan esencialmente las partículas de catalizador junto con
ellos. Estos regímenes de flujo son conocidos por los expertos en
la técnica como regímenes de lecho fluidizado rápido y elevadores,
más generalmente como régimen de transporte, y se prefieren en
sistemas de reacción en los que se desea un tipo de reactor de
flujo más de pistón.
En general, para un área de sección transversal
dada de un reactor (que en una geometría de reactor cilíndrica es
proporcional al diámetro, y más generalmente a una anchura
característica), la concentración de catalizador en un reactor de
lecho fluidizado disminuye con una velocidad gaseosa superficial
creciente. Las velocidades gaseosas superficiales superiores
requieren generalmente reactores de alturas más altas para permitir
que una cantidad dada de materia prima contacte con una cantidad
requerida de catalizador. Estas velocidades gaseosas superficiales
superiores necesitan una relación de aspecto (la relación de la
altura de un reactor a su diámetro o anchura característica) del
reactor más alta. Además, en muchos casos se desea hacer un reactor
fluidizado con un área de sección transversal muy grande para
permitir entradas muy grandes de materia prima en una instalación
de reactor simple. Sin embargo, aumentar el diámetro del lecho
fluido, particularmente en el régimen de transporte, también
necesita una altura de reactor incrementada. Esta altura
incrementada se requiere porque se requiere una cierta altura
mínima de reactor, en términos de una relación de aspecto mínima,
para conseguir un patrón de flujo totalmente desarrollado que se
aproxime al comportamiento de reactor de flujo de pistón. En la
salida y, particularmente, en la entrada de un reactor de lecho
fluidizado con régimen de transporte, los efectos del momento de
estado inestable dominan el comportamiento hidrodinámico (p.ej., la
energía requerida para que los vapores de materia prima recojan y
aceleren el catalizador sólido contra la fuerza de la gravedad) de
una manera no propicia para obtener un comportamiento aproximado al
flujo de pistón. Hasta que estos efectos del momento no sean
disminuidos alargando la altura del reactor no surgirá un patrón de
flujo fluido/sólido aproximadamente de pistón, bien comportado.
Finalmente, si se deseara el uso de catalizadores de menor actividad
en el régimen de transporte, las relaciones de aspecto también
deben aumentar para proporcionar una conversión superior deseada de
la materia prima. Por desgracia, los reactores de lecho fluido de
transporte con alta relación de aspecto son difíciles y caros de
construir y mantener. Son caros porque deben tener un recipiente de
separación muy grande, pesado, en la parte superior, a menudo lleno
con un equipo pesado, para capturar y manejar el catalizador
fluyente y el producto de reacción. Según aumenta en altura el
reactor (relación de aspecto), se pueden requerir estructuras de
soporte más caras. En ciertas regiones del mundo donde se da
habitualmente un clima inclemente, especialmente ventoso, se
requiere incluso más soporte estructural, y ciertas relaciones de
aspecto no son económicas. Se requieren sistemas reactores
múltiples, completos e independientes con recipientes de separación
independientes. Con estos sistemas reactores múltiples, completos e
independientes, viene acompañada una multiplicación de los
costes.
La patente de EE.UU. 3.205.275 describe un
procedimiento y aparato que pone en contacto un catalizador
sólido.
La patente europea EP0844021 describe un aparato
para la conversión catalítica por medio de un reactor de lecho
fluidizado.
Por tanto, en la técnica existe la necesidad de
un reactor que pueda proporcionar la relación de aspecto deseada
sin necesitar una altura poco manejable, que fuerza una anchura en
la que puede que nunca se obtenga el régimen de flujo totalmente
desarrollado deseado, o sin dar como resultado sistemas reactores
múltiples, independientes.
De acuerdo con la invención, se proporciona un
procedimiento como se define en una cualquiera de las
reivindicaciones acompañantes.
\newpage
En una realización, la presente invención
proporciona una solución a la necesidad actualmente existente en la
técnica proporcionando un aparato para la conversión de
hidrocarburos que comprende una pluralidad de reactores elevadores.
Proporcionando una pluralidad de reactores elevadores, la anchura o
diámetro del reactor de conversión de la materia prima puede ser
reducido, y por tanto se puede mantener una relación de aspecto
deseada, con su concurrente mayor acercamiento a un régimen de
flujo totalmente desarrollado deseado, a una altura de reactor
reducida y más manejable. Además, la invención proporciona la
relación de aspecto apropiada para un reactor elevador dado sin la
necesidad de sistemas reactores múltiples, independientes.
Un aspecto de la presente invención está
dirigido a un aparato para la conversión de hidrocarburos. El
aparato para la conversión de hidrocarburos comprende lo siguiente:
una pluralidad de reactores elevadores, teniendo cada uno de los
reactores elevadores un primer extremo en el cual se puede alimentar
un catalizador y un segundo extremo a través del cual el
catalizador puede salir del reactor elevador, una zona de retención
del catalizador provista para contener el catalizador que puede ser
alimentado a los reactores elevadores; una zona de separación en la
cual se extienden los segundos extremos de los reactores elevadores,
estando provista la zona de separación para separar el catalizador
de los productos de una reacción realizada en el aparato para la
conversión de hidrocarburos; un retorno de catalizador en
comunicación fluida con la zona de separación y la zona de retención
del catalizador; y un distribuidor de alimentación que incluye al
menos una cabeza de alimentación posicionada de manera adyacente a
cada uno de los primeros extremos de los reactores elevadores.
Otro aspecto de la presente invención está
dirigido a un aparato para la conversión de hidrocarburos. El
aparato comprende lo siguiente: una pluralidad de reactores
elevadores, teniendo cada uno de los reactores elevadores un primer
extremo en el cual se puede alimentar un catalizador y un segundo
extremo a través del cual el catalizador puede salir de los
reactores elevadores; una zona de separación en la cual se extienden
los segundos extremos de los reactores elevadores, estando provista
la zona de separación para separar el catalizador de los productos
de una reacción realizada en el aparato para la conversión de
hidrocarburos; y al menos un retorno de catalizador en comunicación
fluida con la zona de separación y los primeros extremos de los
reactores elevadores, siendo el retorno de catalizador
proporcionado para transferir el catalizador desde la zona de
separación hasta los primeros extremos de los reactores
elevadores.
Otro aspecto más de la presente invención está
dirigido a un procedimiento de conversión de hidrocarburos. El
procedimiento comprende las siguientes etapas: (a) poner en contacto
un catalizador fluidizable con un fluido fluidizante para fluidizar
el catalizador fluidizable; (b) alimentar el catalizador y una
alimentación a una pluralidad de reactores elevadores, siendo la
pluralidad de reactores elevadores parte de un único aparato para
la conversión de hidrocarburos; (c) hacer reaccionar la alimentación
con el catalizador en la pluralidad de reactores elevadores,
produciendo la reacción de la alimentación y el catalizador un
producto; (d) separar el catalizador del producto en una zona de
separación, estando la zona de separación en comunicación fluida
con la pluralidad de reactores elevadores; (e) retornar el
catalizador desde la zona de separación hasta la pluralidad de
reactores elevadores. y (f) repetir las etapas (a) a (e).
Estas y otras ventajas de la presente invención
llegarán a ser evidentes a partir de la siguiente descripción
detallada de la invención, y los dibujos y reivindicaciones
anexos.
La Figura 1 presenta una vista en sección
transversal parcial de un aparato para la conversión de
hidrocarburos de la presente invención.
La Figura 2 presenta una vista en sección
transversal parcial de otra realización del aparato para la
conversión de hidrocarburos de la presente invención.
La Figura 3 presenta una vista en sección
transversal parcial de otra realización más del aparato para la
conversión de hidrocarburos de la presente invención.
La Figura 4 presenta una vista en sección
transversal parcial de aún otra realización del aparato para la
conversión de hidrocarburos de la presente invención.
La Figura 5 presenta vistas en sección
transversal de disposiciones y configuraciones representativas de
los reactores elevadores y retornos de catalizador.
La Figura 1 presenta una vista en sección
transversal parcial de un aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos de la presente invención. El aparato 10 comprende una
carcasa 12, una pluralidad de reactores 20 elevadores, un
distribuidor 30 de alimentación, y un retorno 50 de catalizador.
Con referencia continua a la Fig. 1, la carcasa
12 forma una zona 14 de separación en la que un producto de la
reacción de conversión de hidrocarburos es separado del catalizador
que cataliza la reacción de conversión de hidrocarburos. La carcasa
12 incluye un primer extremo 16 y un segundo extremo 18. La zona 14
de separación puede contener adicionalmente uno o más dispositivos
de separación, no mostrados, que se usan para separar los productos
del catalizador. Se discuten más adelante dispositivos de separación
útiles en asociación con la discusión de otras realizaciones de la
presente invención. Además, los dispositivos de separación pueden
estar posicionados externamente a la zona 14 de separación, es
decir, fuera de la carcasa 12 del aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos, o una combinación de dispositivos de separación
posicionados externamente e internamente.
Los reactores 20 elevadores se extienden hacia
la carcasa 12 y hacia la zona 14 de separación. Extendiendo los
reactores 20 elevadores hacia la carcasa 12 y la zona 14 de
separación, la altura requerida para obtener la relación de aspecto
deseada de un reactor 20 elevador dado es concurrente con al menos
una parte de la altura requerida para la carcasa 12, la zona 14 de
separación, y otros espacios asociados, reduciendo la altura total
del reactor 10 para la conversión de hidrocarburos de la presente
invención. Cada reactor 20 elevador incluye un primer extremo 22 en
el que el catalizador y la alimentación son introducidos para
realizar la reacción de conversión de hidrocarburos. Cada reactor
20 elevador incluye además un segundo extremo 24 a través del cual
el catalizador, los productos y la alimentación sin reaccionar, si
hubiera, salen del reactor 20 elevador. El primer extremo 22 de
cada reactor 20 elevador termina en una boca 26 a través de la cual
el catalizador y la alimentación son alimentados en el reactor 20
elevador. El número de reactores 20 elevadores empleados en el
aparato 10 para la conversión de hidrocarburos varía dependiendo del
procedimiento de conversión de hidrocarburos a ser realizado en el
aparato 10. El aparato 10 puede contener dos, tres, cuatro, cinco,
seis e incluso más que seis reactores 20 elevadores.
El tamaño de los reactores 20 elevadores depende
de parámetros tales como la velocidad gaseosa superficial, la
hidrodinámica de los sólidos, la presión y la capacidad de
producción del procedimiento de conversión de hidrocarburos
deseado. En la presente invención, cada reactor 20 elevador tiene
deseablemente una altura de 10 metros a 70 metros y una anchura (o
diámetro) de un metro a tres metros. Todos los reactores 20
elevadores tienen una altura similar desde sus primeros extremos 22
a sus segundos extremos 24. Deseablemente, las alturas de los
reactores 20 elevadores varían hasta en no más que 20% de un reactor
20 elevador a otro reactor 20 elevador. Más deseablemente, las
alturas varían hasta en no más que 10% y, lo más deseablemente, las
alturas varían hasta en no más que 1%.
En la presente invención, cada uno de los
reactores 20 elevadores tiene un área de sección transversal similar
a lo largo de su longitud entera. Deseablemente, cada uno de los
reactores 20 elevadores tiene un área de sección transversal no
mayor que 12 m^{2}. Más deseablemente, cada uno de los reactores
20 elevadores tiene un área de sección transversal no mayor que 7
m^{2}. Lo más deseablemente, cada uno de los reactores 20
elevadores tiene un área de sección transversal no mayor que 3,5
m^{2}. Deseablemente, las áreas de sección transversal de los
reactores 20 elevadores varían hasta en no más que 20% de un reactor
20 elevador a otro reactor 20 elevador. Más deseablemente, las
áreas de sección transversal de los reactores 20 elevadores varían
hasta en no más que 10% y, lo más deseablemente, las áreas de
sección transversal de los reactores 20 elevadores varían hasta en
no más que 1%. Si uno o más reactores 20 elevadores tienen tanto un
área de sección transversal más grande como más pequeña en
diferentes puntos a lo largo de la altura de los reactores 20
elevadores, deseablemente las áreas de sección transversal más
grandes de los reactores 20 elevadores varían hasta en no más que
20% de un reactor 20 elevador a otro reactor 20 elevador, y las
áreas de sección transversal más pequeñas de los reactores 20
elevadores varían hasta en no más que 20% de un reactor 20 elevador
a otro reactor 20 elevador. Más deseablemente, el área de sección
transversal más grande de un reactor 20 elevador varía hasta en no
más que 10% del área de sección transversal más grande de otro
reactor 20 elevador, y el área de sección transversal más pequeña
varía hasta en no más que 10% del área de sección transversal más
pequeña de otro reactor 20 elevador. Lo más deseablemente, el área
de sección transversal más grande de un reactor 20 elevador varía
hasta en no más que 1% del área de sección transversal más grande
de otro reactor 20 elevador, y el área de sección transversal más
pequeña varía hasta en no más que 1% del área de sección transversal
más pequeña de otro reactor 20 elevador.
Deseablemente, el área de sección transversal de
cada reactor 20 elevador varía hasta en no más que 50% a lo largo
de su altura entera. Más deseablemente, el área de sección
transversal de cada reactor 20 elevador varía hasta en no más que
30% a lo largo de su altura entera y, lo más deseablemente, el área
de sección transversal de cada reactor 20 elevador varía hasta en
no más que 10% a lo largo de su altura entera.
Para proporcionar una alimentación a los
reactores 20 elevadores, está posicionado al menos un distribuidor
30 de alimentación cerca de los primeros extremos 22 de los
reactores 20 elevadores. Se puede emplear más que un distribuidor
30 de alimentación adyacente a los primeros extremos 22 de los
reactores 20 elevadores para proporcionar alimentación en diversos
estados, p.ej., un distribuidor 30 de alimentación puede
proporcionar alimentación en una forma de vapor, mientras que un
segundo distribuidor 30 de alimentación puede proporcionar
alimentación en una forma líquida.30 El distribuidor 30 de
alimentación incluye un cuerpo 32 desde el cual se extiende una
pluralidad de cuellos 34. Cada reactor 20 elevador tiene al menos un
cuello 34 asociado. Cada cuello 34 termina en una cabeza 36. Cada
cabeza 36 de cada cuello 34 está posicionada de manera adyacente al
primer extremo 22 de cada reactor 20 elevador. Deseablemente, cada
cabeza 36 se extiende hacia arriba en cada reactor 20 elevador. Más
deseablemente, cada cabeza 36 está posicionada en o por encima de la
boca 26 en el primer extremo 22 de cada reactor 20 elevador. El
distribuidor 30 de alimentación puede incluir un dispositivo
opcional de control de flujo, no mostrado, posicionado en el
distribuidor 30 de alimentación para controlar la cantidad de
alimentación a cada cuello 34, o puede estar posicionado un
dispositivo de control de flujo sobre cada cuello 34. El
dispositivo de control de flujo también se puede emplear para medir
el flujo además de controlarlo. Además, puede estar posicionada una
boquilla, no mostrada, en cada cabeza 36 para controlar
adicionalmente la distribución de la alimentación a cada reactor 20
elevador. Adicionalmente, cada cabeza 36 puede estar dotada de un
dispositivo de cribado, no mostrado, para impedir el flujo inverso
de catalizador hacia alguno de los cuellos 34 del distribuidor 30
de alimentación y, subsecuentemente, hacia el cuerpo 32 del
distribuidor 30 de alimentación.
Al menos un retorno 50 de catalizador
proporciona comunicación fluida entre la zona 14 de separación de la
carcasa 12 y los reactores 20 elevadores. Particularmente, cada
retorno 50 de catalizador proporciona comunicación fluida entre la
zona 14 de separación y los primeros extremos 22 de cada reactor 20
elevador. Cada retorno 50 de catalizador tiene un primer extremo 52
y un segundo extremo 54. El primer extremo 52 del retorno 50 de
catalizador se abre hacia el segundo extremo 18 de la carcasa 12, y
el segundo extremo 54 del retorno 50 de catalizador se abre
adyacente a los reactores 20 elevadores. Cada retorno 50 de
catalizador está provisto para transportar el catalizador desde la
zona 14 de separación de la carcasa 12 a los primeros extremos 22
de los reactores 20 elevadores. El aparato 10 puede incluir uno,
dos, tres, cuatro, cinco, seis o más retornos 50 de catalizador.
Típicamente, aunque no necesariamente, el número de retornos 50 de
catalizador corresponde al número de reactores 20 elevadores. En la
realización mostrada en la Fig. 1, los retornos 50 de catalizador
son externos a los reactores 20 elevadores. Sin embargo, como se
muestra en realizaciones descritas posteriormente, el retorno 50 de
catalizador puede estar contenido dentro de una carcasa común o
estar posicionado internamente en relación a los reactores 20
elevadores, o alguna combinación de los mismos. El flujo del
catalizador a través de el(los) retorno(s) 50 de
catalizador se puede controlar opcionalmente mediante el uso de un
dispositivo 56 de control de flujo posicionado en cada retorno 50
de catalizador. El dispositivo 56 de control de flujo puede ser
cualquier tipo de dispositivo de control de flujo en uso actualmente
en la técnica para controlar el flujo de catalizador a través de
las tuberías de transferencia del catalizador. Si se emplea, el
dispositivo 56 de control de flujo es deseablemente una válvula de
bola, una válvula de obturador o una válvula de corredera.
El aparato 10 incluye además una base 60. En la
realización mostrada en la Fig. 1, la base 60, los retornos 50 de
catalizador y los primeros extremos 22 de los reactores 20
elevadores definen una zona 62 de retención del catalizador. La
zona 62 de retención del catalizador está provista para retener el
catalizador que se usa para catalizar la reacción de conversión de
hidrocarburos que se realiza en el aparato 10. El retorno 50 de
catalizador proporciona comunicación fluida entre la zona 14 de
separación y la zona 62 de retención del catalizador. Para hacer
esto, los segundos extremos 54 de los retornos 50 de catalizador se
abren a la zona 62 de retención del catalizador. Como un experto en
la técnica apreciará, el límite entre la zona 62 de retención del
catalizador y el retorno 50 de catalizador es fluido y depende, al
menos en parte, del nivel de catalizador contenido en el retorno 50
de catalizador y la zona 62 de retención del catalizador.
También está posicionado un distribuidor 70 de
fluido en o cerca de la base 60 del aparato 10. El distribuidor 70
de fluido incluye un conducto 72 dentro del cual se alimenta un
fluido fluidizante hacia la zona 62 de retención del catalizador
para fluidizar un catalizador fluidizable en la zona 62 de retención
del catalizador y los retornos 50 de catalizador. También pueden
estar posicionados distribuidores 70 de fluido adicionales o
alternativos, como se muestra en la Fig. 1, en cada retorno 50 de
catalizador para fluidizar un catalizador fluidizable contenido en
cada uno de los retornos 50 de catalizador.
El aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos también puede incluir una salida 80 a través de la
cual el catalizador puede ser retirado del aparato 10. La salida 80
se muestra estando posicionada en el segundo extremo 18 de la
carcasa 12, pero puede estar posicionada en cualquier posición en el
aparato 10. El aparato 10 puede incluir también una entrada 82 a
través de la cual se puede poner el catalizador dentro del aparato
10. Aunque la entrada 82 se muestra estando posicionada en el primer
extremo 16 de la carcasa 12, la entrada 82 puede estar posicionada
en cualquier posición en el aparato 10. También puede estar provista
una tubería 84 para retirar los productos de la conversión de
hidrocarburos del aparato 10.
Como se muestra en la Fig. 1, el aparato 10 para
la conversión de hidrocarburos de la presente invención puede
incluir opcionalmente un aparato 90 de regeneración del catalizador
asociado. El aparato 90 de regeneración del catalizador está en
comunicación fluida con el aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos. El aparato 90 para la regeneración del catalizador
incluye un regenerador 92 del catalizador, que está en comunicación
fluida con el aparato 10 para la conversión de hidrocarburos, y un
purificador 94 del catalizador opcional, que está en comunicación
fluida con el regenerador 92 del catalizador y que puede estar en
comunicación fluida con el aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos. Una primera tubería 96 proporciona comunicación
fluida entre el purificador 94 del catalizador y la salida 80 en la
carcasa 12. Una segunda tubería 98 proporciona comunicación fluida
entre el purificador 94 del catalizador y el regenerador 92 del
catalizador. Una tercera tubería 100 proporciona comunicación
fluida entre el regenerador 92 del catalizador y la entrada 82 en la
carcasa 12. Un dispositivo 102 de control de flujo puede estar
posicionado opcionalmente en la primera tubería 96 para controlar
el flujo de catalizador entre la carcasa 12 y el purificador 94 del
catalizador. Un dispositivo 104 de control de flujo puede estar
posicionado opcionalmente en la segunda tubería 98 para controlar el
flujo de catalizador entre el purificador 94 del catalizador y el
regenerador 92 del catalizador. Finalmente, puede estar posicionado
un dispositivo 106 de control de flujo en la tercera tubería 100
para controlar el flujo de catalizador entre el regenerador 92 del
catalizador y la carcasa 12. Los dispositivos 102, 104 y 106 de
control de flujo pueden ser cualquier tipo de dispositivos de
control de flujo actualmente en uso en la técnica para controlar el
flujo del catalizador a través de tuberías de transferencia de
catalizador. Los dispositivos de control de flujo útiles incluyen
válvulas de bola, válvulas de obturador y válvulas de corredera.
Aunque el purificador 94 del catalizador se muestra en la Fig. 1
estando separado del regenerador 92 del catalizador, un experto en
la técnica apreciará que el purificador 94 del catalizador puede
estar formado de manera integral con el regenerador 92 del
catalizador. Un experto en la técnica también apreciará que, aunque
la Fig. 1 muestra la tercera tubería 100 devolviendo el catalizador
a la zona 14 de separación a través de la tubería 82, el
catalizador también puede ser devuelto al retorno 50 de catalizador,
la zona 62 de retención del catalizador y combinaciones de la zona
14 de separación, el retorno 50 de catalizador y la zona 62 de
retención del catalizador.
Cuando está en funcionamiento, el aparato 10
para la conversión de hidrocarburos, como se muestra en la Fig. 1,
funciona de la siguiente manera. El aparato 10 se llena con una
cantidad apropiada de un catalizador adecuado para llevar a cabo la
reacción de conversión de hidrocarburos deseada. El catalizador debe
ser de un tipo que sea fluidizable. Al menos una parte del
catalizador está contenido en la zona 62 de retención del
catalizador. Para fluidizar el catalizador en la zona 62 de
retención del catalizador, se alimenta un fluido fluidizante hacia
el(los) distribuidor(es) 70 de fluido a través de la
entrada 72. El fluido fluidizante se alimenta a la zona 62 de
retención del catalizador y el(los) retorno(s) 50 de
catalizador del aparato 10 para la conversión de hidrocarburos. Los
fluidos fluidizantes útiles incluyen, pero no se limitan a, gases
inertes, nitrógeno, vapor de agua, dióxido de carbono,
hidrocarburos y aire. La elección del fluido fluidizante depende del
tipo de reacción de conversión que se realiza en el aparato 10 para
la conversión de hidrocarburos. Deseablemente, el fluido
fluidizante es no reactivo (es decir, inerte) en la reacción que se
realiza en el aparato 10 para la conversión de hidrocarburos. En
otras palabras, es deseable que el fluido fluidizante no juegue un
papel en el proceso de conversión de hidrocarburos que se realiza
en el aparato 10 para la conversión de hidrocarburos distinto a
fluidizar el catalizador fluidizable.
Una vez que el catalizador ha alcanzado un
estado fluidizado aceptable, se alimenta una alimentación en el
aparato 10 para la conversión de hidrocarburos a través del
distribuidor 30 de alimentación. La alimentación entra en el cuerpo
32 del distribuidor 30 de alimentación, pasa a través de los cuellos
del distribuidor 30 de alimentación y sale a través de las cabezas
36 del distribuidor 30 de alimentación. La alimentación es
distribuida a cada uno de los reactores 20 elevadores a través de
sus primeros extremos 22. Deseablemente, la alimentación es
provista en corrientes sustancialmente iguales a cada reactor 20
elevador. Por "sustancialmente iguales" se quiere decir que el
flujo de alimentación provisto a cada reactor 20 elevador a través
del distribuidor 30 de alimentación varía hasta en no más que 25%
en tasa de volumen, y varía no más que 25% en porcentaje en masa
para cada componente en la alimentación, de un reactor 20 elevador a
otro reactor 20 elevador. Más deseablemente, el flujo de
alimentación provisto a cada reactor 20 elevador a través del
distribuidor 30 de alimentación varía hasta en no más que 10% en
tasa de volumen, y varía no más que 10% en porcentaje en masa para
cada componente en la alimentación, de un reactor 20 elevador a otro
reactor 20 elevador. Lo más deseablemente, la alimentación provista
a cada reactor 20 elevador a través del distribuidor 30 de
alimentación varía hasta en no más que 1% en tasa de volumen, y
varía no más que 1% en porcentaje en masa para cada componente en la
alimentación, de un reactor 20 elevador a otro reactor 20
elevador.
Un diferencial de presión creado por la
velocidad de la alimentación que entra en los primeros extremos 22
de los reactores 20 elevadores y la presión de la altura del
catalizador fluidizable en el(los) retorno(s) 50 de
catalizador y la zona 62 de retención del catalizador causa que el
catalizador sea aspirado hacia los primeros extremos 22 de los
reactores 20 elevadores. El catalizador es transportado a través de
los reactores 20 elevadores bajo principios bien conocidos de
educción en los que la energía cinética de un fluido, en este caso
la alimentación, se usa para mover otro fluido, en este caso el
catalizador fluidizado. El catalizador y la alimentación viajan
desde los primeros extremos 22 hasta los segundos extremos 24 de los
reactores 20 elevadores. Según viajan el catalizador y la
alimentación a través de los reactores 20 elevadores, la reacción
de conversión de hidrocarburos tiene lugar y se produce un producto
de conversión.
Diseñando el aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos con estos rasgos, cada reactor 20 elevador individual
funciona de una manera sustancialmente idéntica. Con esta invención,
es deseable mantener tanto las velocidades de alimentación del
reaccionante como las velocidades de alimentación del catalizador a
las mismas velocidades para cada uno de los reactores 20
elevadores. De este modo, la conversión de la alimentación y la
selectividad a los productos deseados será sustancialmente idéntica
y puede ejecutarse en condiciones operacionales óptimas.
El(los) producto(s) de conversión,
alimentación sin reaccionar, si hubiera, y el catalizador salen de
los reactores 20 elevadores a través de sus segundos extremos 24 y
entran en la zona 14 de separación de la carcasa 12. En el segundo
extremo 16 de la carcasa 12, el producto de conversión y la
alimentación sin reaccionar, si hubiera, son separados del
catalizador mediante un separador, no mostrado, tal como separadores
ciclónicos, filtros, cribas, dispositivos de impacto, placas,
conos, otros dispositivos que separen el catalizador del producto
de la reacción de conversión, y combinaciones de los mismos.
Deseablemente, el producto de conversión y la alimentación sin
reaccionar, si hubiera, son separados por una serie de separadores
ciclónicos. Una vez que el catalizador ha sido separado del
producto de conversión y la alimentación sin reaccionar, si hubiera,
los productos de conversión y alimentación sin reaccionar, si
hubiera, son retirados de la carcasa 12 a través de la tubería 84
para su procesado posterior, tal como separación y purificación. El
catalizador, después de ser separado de los productos y la
alimentación sin reaccionar, se mueve desde la carcasa 12 hasta la
zona 62 de retención del catalizador. El catalizador sale de la
carcasa 12 a través de los primeros extremos 52 de los retornos 50
de catalizador y se mueve a través de los retornos 50 de catalizador
hacia los segundos extremos 54 de los retornos 50 de catalizador,
desde los cuales el catalizador se mueve hacia la zona 62 de
retención del catalizador. Si se desea, el flujo de catalizador a
través de los retornos 50 de catalizador puede ser controlado por
los dispositivos 56 de control de flujo. Si se emplean los
dispositivos 56 de control de flujo, una altura de catalizador
fluidizable es mantenida por encima de cada dispositivo 56 de
control de flujo en el retorno 50 de catalizador para permitir la
función apropiada del dispositivo 56 de control de flujo.
Si es necesario o se desea, al menos una parte
del catalizador puede ser circulada hacia el aparato 90 de
regeneración del catalizador, como se muestra en la Fig. 1. El
catalizador a ser regenerado es retirado de la carcasa 12 a través
de la salida 80 y transportado, si se desea, al purificador 94 del
catalizador a través de la primera tubería 96. El flujo de
catalizador entre el aparato 10 para la conversión de hidrocarburos
y el purificador 94 del catalizador puede ser controlado por el
dispositivo 102 de control de flujo. En el purificador 94 del
catalizador, el catalizador es despojado de la mayor parte de
materiales orgánicos fácilmente retirables (orgánicos). Los
procedimientos de purificación y las condiciones para los
procedimientos de conversión de hidrocarburos individuales están
dentro de la experiencia de una persona experta en la técnica. El
catalizador purificado es transferido desde el purificador 94 del
catalizador hasta el regenerador 92 del catalizador a través de la
segunda tubería 98. El flujo de catalizador a través de la segunda
tubería 98 puede ser controlado opcionalmente por el dispositivo
104 de control de flujo opcional. En el regenerador 92 del
catalizador, los depósitos carbonosos formados sobre el catalizador
durante una reacción de conversión de hidrocarburos son retirados
al menos parcialmente del catalizador. Después, el catalizador
regenerado se transfiere a la carcasa 12 del aparato 10 para la
conversión de hidrocarburos a través de la tercera tubería 100. El
flujo de catalizador a través de la tercera tubería 100 puede ser
controlado opcionalmente por el dispositivo 106 de control de
flujo. Se provee típicamente un gas de transporte a la tercera
tubería 100 para facilitar la transferencia del catalizador desde
el regenerador 92 del catalizador hasta el aparato 10 de conversión
de hidrocarburos. El catalizador es devuelto a la carcasa 12 a
través de la entrada 82.
Otra realización del aparato 110 para la
conversión de hidrocarburos de la presente invención se muestra en
sección transversal parcial en la Figura 2. El aparato 110 comprende
una carcasa 120, una pluralidad de reactores 130 elevadores, un
distribuidor 140 de alimentación, y un retorno 150 de
catalizador.
Con referencia continua a la Fig. 2, la carcasa
120 forma una zona 122 de separación en la que un producto de la
reacción de conversión de hidrocarburos es separado del catalizador
que cataliza la reacción de conversión de hidrocarburos. La carcasa
120 incluye un primer extremo 124 y un segundo extremo 126. La
carcasa 120 define una zona 128 estable desde la cual el
catalizador puede ser extraído del aparato 110 de conversión de
hidrocarburos.
Los reactores 130 elevadores se extienden hacia
la carcasa 120 y hacia la zona 122 de separación. Cada reactor 130
elevador incluye un primer extremo 132, en el que el catalizador y
la alimentación son alimentados para realizar la reacción de
conversión de hidrocarburos. Cada reactor 130 elevador incluye
además un segundo extremo 134 a través del cual el catalizador, los
productos y la alimentación sin reaccionar, si hubiera, salen del
reactor 130 elevador. El primer extremo 132 de cada reactor 130
elevador termina en una boca 136 a través de la cual el catalizador
y la alimentación son alimentados en el reactor 130 elevador. Como
se describió anteriormente, el número de reactores 130 elevadores
empleados en el aparato 110 para la conversión de hidrocarburos
varía dependiendo del procedimiento de conversión de hidrocarburos a
ser realizado en el aparato 110. El número y tamaño de los
reactores 130 elevadores se discute anteriormente junto con la
descripción de la Fig. 1.
Para proporcionar una alimentación a los
reactores 130 elevadores, está posicionado opcionalmente al menos
un distribuidor 140 de alimentación cerca de los primeros extremos
132 de los reactores 130 elevadores. Se puede emplear más de un
distribuidor 140 de alimentación para proporcionar alimentación en
diversos estados, p.ej., un distribuidor 140 de alimentación puede
proporcionar alimentación en una forma de vapor, mientras que un
segundo distribuidor 140 de alimentación puede proporcionar
alimentación en una forma líquida. El distribuidor 140 de
alimentación incluye un cuerpo 142 desde el cual se extiende una
pluralidad de cuellos 144. Cada reactor 130 elevador tiene al menos
un cuello 144 asociado. Cada cabeza 146 de cada cuello 144 está
posicionada de manera adyacente al primer extremo 132 de cada
reactor 130 elevador. Deseablemente, cada cabeza 146 se extiende
hacia arriba en cada reactor 130 elevador. Más deseablemente, cada
cabeza 146 está posicionada en o por encima de la boca 136 en el
primer extremo 132 de cada reactor 130 elevador. El distribuidor 140
de alimentación puede incluir un dispositivo opcional de control de
flujo, no mostrado, posicionado en el distribuidor 140 de
alimentación para controlar una cantidad igual de alimentación a
cada cuello 144, o puede estar posicionado un dispositivo de
control de flujo sobre cada cuello 144. El dispositivo de control de
flujo también se puede emplear para medir el flujo además de
controlarlo. Además, puede estar posicionada opcionalmente una
boquilla, no mostrada, en cada cabeza 146 para controlar
adicionalmente la distribución de la alimentación a cada reactor
130 elevador. Adicionalmente, cada cabeza 146 puede estar dotada de
un dispositivo de cribado, no mostrado, para impedir el flujo
inverso de catalizador hacia alguno de los cuellos 144 del
distribuidor 140 de alimentación y, subsecuentemente, hacia el
cuerpo 142 del distribuidor 140 de alimentación.
Al menos un retorno 150 del catalizador
proporciona comunicación fluida entre la zona 122 de separación de
la carcasa 120 y los reactores 130 elevadores. Cada retorno 150 de
catalizador tiene un primer extremo 152 y un segundo extremo 154.
El primer extremo 152 del retorno 150 de catalizador se abre
adyacente al segundo extremo 126 de la carcasa 120, y el segundo
extremo 154 del retorno 150 de catalizador se abre a los reactores
130 elevadores. Cada retorno 150 de catalizador está provisto para
transportar el catalizador desde la zona 122 de separación de la
carcasa 120 a los primeros extremos 132 de los reactores 130
elevadores. El aparato 110 puede incluir uno, dos, tres, cuatro,
cinco, seis o más retornos 150 de catalizador. Típicamente, aunque
no necesariamente, el número de retornos 150 de catalizador
corresponde al número de reactores 130 elevadores. El flujo del
catalizador a través del (de los) retorno(s) 150 de
catalizador se puede controlar opcionalmente mediante el uso de
dispositivos de control de flujo, no mostrados, posicionados en cada
retorno 150 de catalizador. Los dispositivos de control de flujo
pueden ser cualquier tipo de dispositivo de control de flujo
actualmente en uso en la técnica para controlar el flujo de
catalizador a través de las tuberías de transferencia del
catalizador. Si se emplea, el dispositivo de control de flujo es
deseablemente una válvula de bola, una válvula de obturador o una
válvula de corredera.
El aparato 110 incluye además una base 160. En
la realización mostrada en la Fig. 2, la base 160, los retornos 150
de catalizador y los primeros extremos 132 de los reactores 130
elevadores definen una zona 162 de retención del catalizador. Los
segundos extremos 154 de los retornos 150 de catalizador se abren a
la zona 162 de retención del catalizador. La zona 162 de retención
del catalizador está provista para retener el catalizador que se
usa para catalizar la reacción de conversión de hidrocarburos que se
realiza en el aparato 110. Como un experto en la técnica apreciará,
el límite entre la zona 162 de retención del catalizador y el
retorno 150 de catalizador es fluido y depende, al menos en parte,
del nivel de catalizador contenido en el retorno 162 de catalizador
y la zona 150 de retención del catalizador.
También está posicionado un distribuidor 170 de
fluido en o cerca de la base 160 del aparato 110. El distribuidor
170 de fluido incluye un conducto 172 dentro del cual se alimenta un
fluido fluidizante hacia la zona 162 de retención del catalizador
para fluidizar un catalizador fluidizable contenido en la zona 162
de retención del catalizador y los retornos 150 de catalizador.
También pueden estar posicionados distribuidores 170 de fluido
adicionales, como se muestra en la Fig. 2, en el(los)
retorno(s) 150 de catalizador para proporcionar fluido
fluidizante adicional en el(los) retorno(s) 150 de
catalizador.
El aparato 110 para la conversión de
hidrocarburos también puede incluir una salida 180 a través de la
cual el catalizador puede ser retirado del aparato 10. La salida
180 está posicionada de manera adyacente a la zona 128 estable en
el segundo extremo 126 de la carcasa 120. Es deseable que la salida
180 esté posicionada de tal modo que el catalizador pueda ser
retirado de la carcasa 120 a través de la zona 128 estable. El
aparato 110 puede incluir también una entrada 182 a través de la
cual se puede poner el catalizador dentro del aparato 110. Aunque
la entrada 182 se muestra estando posicionada en el segundo extremo
126 de la carcasa 120, la entrada 182 puede estar posicionada en
cualquier posición en el aparato 110. Las tuberías 184 están
provistas para retirar productos y alimentación sin reaccionar, si
hubiera, de la zona 122 de separación del aparato 110 para la
conversión de hidrocarburos.
Una serie de dispositivos 186 de separación se
muestran estando posicionados en la zona 122 de separación de la
carcasa 120. Los dispositivos 186 de separación pueden ser
separadores ciclónicos, filtros, cribas, dispositivos de impacto,
placas, conos, o cualquier otro dispositivo que separe el
catalizador del producto de la reacción de conversión.
Un dispositivo 190 de impacto está posicionado
en el primer extremo 124 de la carcasa 120. El dispositivo 190 de
impacto está provisto para dirigir el catalizador que abandona el
conducto 130 de transporte por los segundos segundo extremos 134 de
los reactores 130 elevadores, y para limitar la cantidad de
catalizador que queda atrás en el conducto y los reactores 130
elevadores. Deseablemente, el dispositivo 190 de impacto está
posicionado opuesto a los segundos extremos 134 de los reactores 130
elevadores.
También se muestra en la Fig. 2 una serie de
soportes 192. Los soportes 192 se muestran meramente para que sean
ilustrativos de un posible medio para soportar el aparato 110 para
la conversión de hidrocarburos.
Como un experto en la técnica apreciará, el
aparato para la conversión de hidrocarburos mostrado en la Fig. 2
funciona de manera similar al mostrado en la Fig. 1 y no se
discutirá en detalle, excepto para ilustrar aquellos rasgos no
mostrados en la Fig. 1.
Con referencia a la Fig. 2, el catalizador se
proporciona a la zona 162 de retención del catalizador, y se
fluidiza en la zona 162 de retención del catalizador y los retornos
150 de catalizador mediante el fluido fluidizante provisto a través
del distribuidor 170 de fluido. La alimentación es provista a los
reactores 130 elevadores mediante el distribuidor 140 de
alimentación. La cantidad de alimentación provista a cada uno de
los reactores 130 elevadores es la misma que la descrita
anteriormente junto con la descripción de la Fig. 1. El catalizador
y la alimentación fluyen hacia arriba a través de los reactores 130
elevadores, de la misma manera que la descrita anteriormente junto
con la descripción de los reactores 20 elevadores en la Fig. 1.
Con referencia continua a la Fig. 2, el
catalizador, producto y alimentación sin reaccionar, si hubiera,
salen a través de los segundos extremos 134 de los reactores 130
elevadores hacia la zona 122 de separación de la carcasa 120. Al
menos una parte, y deseablemente la mayoría, del catalizador
contacta con el dispositivo 190 de impacto y es desviado hacia los
lados de la carcasa 120. Los separadores 186 separan al menos una
parte del catalizador del producto y de la alimentación sin
reaccionar. El producto y la alimentación sin reaccionar son
retirados de la carcasa 120 del dispositivo 10 de conversión de
hidrocarburos a través de las tuberías 184. El catalizador, que es
separado por los separadores 186, cae en la zona 128 estable. El
resto del catalizador es devuelto para que entre en contacto con la
alimentación a través de los retornos 150 de catalizador.
Una parte del catalizador contenido en la zona
128 estable puede ser retirada del aparato 10 para la conversión de
hidrocarburos y ser enviada a un aparato de regeneración del
catalizador por medio de la salida 180, tal como el aparato 90 de
regeneración del catalizador mostrado en la Fig. 1, o ser retirada
del aparato 110 de conversión de hidrocarburos para un procesado
posterior. Adicionalmente, el catalizador en la zona 128 estable
puede rebosar sobre los retornos 150 de catalizador y ser devuelto
para que contacte con la alimentación.
Otra realización del aparato para la conversión
de hidrocarburos de la presente invención se muestra en la Fig. 3.
El aparato 200 comprende una carcasa 212, una pluralidad de
reactores 220 elevadores, un distribuidor 230 de alimentación, y un
retorno 250 de catalizador.
Con referencia continua a la Fig. 3, la carcasa
212 define una zona 214 de separación en la que un producto de la
reacción de conversión de hidrocarburos es separado del catalizador
que cataliza la reacción de conversión de hidrocarburos. La carcasa
212 incluye un primer extremo 216 y un segundo extremo 218.
Los reactores 220 elevadores se extienden hacia
la carcasa 212 y hacia la zona 214 de separación. Cada reactor 220
elevador incluye un primer extremo 222 en el que el catalizador y la
alimentación son alimentados para realizar la reacción de
conversión de hidrocarburos. Cada reactor 220 elevador incluye
además un segundo extremo 224 a través del cual el catalizador, el
producto y la alimentación sin reaccionar, si hubiera, salen del
reactor 220 elevador. El primer extremo 222 de cada reactor 220
elevador termina en una boca 226 a través de la cual el catalizador
y la alimentación son alimentados en el reactor 220 elevador. El
número y dimensiones de los reactores 220 elevadores se discute
anteriormente junto con la descripción de la Fig. 1.
Con referencia continua a la Fig. 3, para
proporcionar una alimentación a los reactores 220 elevadores, está
posicionado al menos un distribuidor 230 de alimentación cerca de
los primeros extremos 222 de los reactores 220 elevadores. Se puede
emplear más de un distribuidor 230 de alimentación para proporcionar
alimentación en diversos estados, p.ej., un distribuidor 230 de
alimentación puede proporcionar alimentación en una forma de vapor,
mientras que un segundo distribuidor 230 de alimentación puede
proporcionar alimentación en una forma líquida. Cada distribuidor
de alimentación incluye un cuerpo, no mostrado, desde el cual se
extiende al menos un cuello 232 Cada reactor 220 elevador tiene al
menos un cuello 232 asociado. Cada distribuidor 230 de alimentación
termina en una cabeza 234. Cada cabeza 234 está posicionada de
manera adyacente al primer extremo 222 de cada reactor 220
elevador. Deseablemente, cada cabeza 234 se extiende hacia arriba en
cada reactor 220 elevador. Más deseablemente, cada cabeza 234 está
posicionada en o por encima de la boca 226 del primer extremo 222
de cada reactor 220 elevador. El distribuidor 230 de alimentación
puede incluir un dispositivo de control de flujo opcional, no
mostrado, posicionado en el distribuidor 230 de alimentación para
proporcionar una cantidad igual de alimentación a cada cabeza.234
El dispositivo de control de flujo se puede emplear para medir el
flujo también. Además, puede estar posicionada una boquilla, no
mostrada, en cada cabeza 234 para controlar adicionalmente la
distribución de la alimentación a cada reactor 220 elevador. 234
Adicionalmente, cada cabeza 234 puede estar dotada de un
dispositivo de cribado, no mostrado, para impedir el flujo inverso
de catalizador hacia alguno de los distribuidores 230 de
alimentación.
En el aparato 200 para la conversión de
hidrocarburos mostrado en la Fig. 3, un único retorno 250 de
catalizador está posicionado de manera centrada en relación a los
reactores 220 elevadores. El retorno 250 del catalizador
proporciona comunicación fluida entre la zona 214 de separación de
la carcasa 212 y los reactores 220 elevadores. El retorno 250 de
catalizador tiene un primer extremo 252 y un segundo extremo 254. El
primer extremo 252 del retorno 250 de catalizador se abre hacia el
primer extremo 214 de la carcasa 212 y el segundo extremo 254 del
retorno 250 de catalizador se abre a los reactores 220 elevadores.
Una serie de brazos 256 están posicionados en el segundo extremo
254 del retorno 250 de catalizador. Los brazos 256 se extienden
desde el retorno 250 de catalizador a cada uno de los reactores 220
elevadores y proporcionan comunicación fluida entre el retorno 250
de catalizador y los reactores 220 elevadores. El número de brazos
256 corresponderá al número de reactores 220 elevadores, teniendo
cada reactor 220 elevador al menos un brazo 256 correspondiente. El
retorno 250 de catalizador está provisto para transportar el
catalizador desde la zona 214 de separación de la carcasa 212 a los
primeros extremos 222 de los reactores 220 elevadores. El flujo de
catalizador a través del retorno 250 de catalizador se puede
controlar opcionalmente mediante el uso de un dispositivo 258 de
control de flujo posicionado en el retorno 250 de catalizador o en
cada brazo 256. El(los) dispositivo(s) 258 de control
de flujo puede(n) ser cualquier tipo de dispositivo de
control de flujo en uso actualmente en la técnica para controlar el
flujo de catalizador a través de las tuberías de transferencia del
catalizador. Si se emplea, el dispositivo 258
de control de flujo es deseablemente una válvula de bola, una válvula de obturador o una válvula de corredera.
de control de flujo es deseablemente una válvula de bola, una válvula de obturador o una válvula de corredera.
En la realización mostrada en la Fig. 3, el
primer extremo 252 del retorno 250 de catalizador y los brazos 256
definen una zona 262 de retención del catalizador. Los brazos 256
del retorno 250 de catalizador se abren a la zona 262 de retención
del catalizador. La zona 262 de retención del catalizador está
provista para retener el catalizador que se usa para catalizar la
reacción de conversión de hidrocarburos que se realiza en el aparato
200. Como un experto en la técnica apreciará, el límite entre la
zona 262 de retención del catalizador y el retorno 250 de
catalizador es fluido y depende, al menos en parte, del nivel de
catalizador contenido en el retorno 262 de catalizador y los brazos
256 del retorno 250 de catalizador.
Al menos un distribuidor 270 de fluido está
posicionado bajo la zona 262 de retención del catalizador. El
distribuidor 270 de fluido incluye un conducto 272 en el que se
alimenta un fluido fluidizante para fluidizar un catalizador
fluidizable en la zona 262 de retención del catalizador y el retorno
250 de catalizador. También pueden estar posicionados
distribuidores 270 de fluido adicionales, como se muestra en la Fig.
3, en el retorno 250 de catalizador para fluidizar adicionalmente
un catalizador fluidizable contenido en el retorno 250 de
catalizador.
El aparato 200 para la conversión de
hidrocarburos también puede incluir una salida 280 a través de la
cual el catalizador puede ser retirado del aparato 200. La salida
280 se muestra estando posicionada en el segundo extremo 218 de la
carcasa 212, pero puede estar posicionada en cualquier posición en
el aparato 200. El aparato 200 puede incluir también una entrada
282 a través de la cual se puede poner el catalizador dentro del
aparato 200. Aunque la entrada 282 se muestra estando posicionada
en el segundo extremo 218 de la carcasa 212, la entrada 282 puede
estar posicionada en cualquier posición en el aparato 200. Puede
estar provista una tubería 284 para retirar los productos del
aparato 200.
Una serie de dispositivos 286 de separación se
muestran estando posicionados en la zona 214 de separación de la
carcasa 212. Los dispositivos 286 de separación pueden ser
separadores ciclónicos, filtros, cribas, dispositivos de impacto,
placas, conos, o cualquier otro dispositivo que separe el
catalizador del producto de la reacción de conversión. Los
dispositivos 286 de separación se muestran en la Fig. 3 como
separadores 288 ciclónicos.
También se muestra en la Fig. 3 una serie de
soportes 292. Los soportes 292 se muestran meramente para que sean
ilustrativos de un posible medio para soportar el aparato 200 para
la conversión de hidrocarburos.
El aparato 200 para la conversión de
hidrocarburos que se muestra en la Fig. 3 funciona de manera similar
al mostrado en las Figs. 1 y 2. El aparato 200 mostrado en la Fig.
3 funciona de la siguiente manera.
El aparato 200 se llena con una cantidad
apropiada de catalizador, que es retenido en el retorno 250 de
catalizador y la zona 262 de retención de catalizador. El
catalizador es fluidizado en el retorno 250 de catalizador y la
zona 262 de retención de catalizador por medio de un fluido
fluidizante que se proporciona al aparato 200 de conversión de
hidrocarburos a través de los conductos 272 de los distribuidores
270 de fluido. El flujo de catalizador hacia los reactores 220
elevadores puede ser controlado mediante los dispositivos 258 de
control de flujo. La alimentación es provista a los reactores 220
elevadores mediante los distribuidores 230 de alimentación. La
cantidad de alimentación provista a los reactores 220 elevadores es
la misma que la discutida anteriormente junto con la descripción de
la Fig. 1. La alimentación y el catalizador fluyen hacia arriba en
los reactores 230 elevadores por el principio de educción que se
describe también anteriormente.
El catalizador, producto y alimentación sin
reaccionar, si hubiera, salen de los reactores 220 elevadores a
través de sus segundos extremos 224. El catalizador es separado del
producto y cualquier alimentación sin reaccionar por los
dispositivos 286 de separación. El catalizador separado es
alimentado hacia el segundo extremo 218 de la carcasa 212, mientras
que el producto y cualquier alimentación sin reaccionar son
retirados del aparato a través de la tubería 284.
Una parte del catalizador puede ser retirada del
aparato 200 a través de la salida 280 y enviada a un aparato de
regeneración, no mostrado, o ser retirado en su totalidad del
aparato 200. El catalizador regenerado es devuelto al aparato 200 a
través de la entrada 282.
El catalizador separado entra en el primer
extremo 252 del retorno 250 de catalizador y es recirculado para
ser reutilizado en la reacción de conversión de hidrocarburos. El
catalizador es devuelto a través del retorno 250 de catalizador
hacia el área 262 de contención del catalizador, donde el
catalizador es mantenido en un estado fluidizado por el fluido
fluidizante proporcionado mediante los distribuidores 270 de
fluido.
Otra realización del aparato 300 para la
conversión de hidrocarburos se muestra en la Fig. 4. El aparato 300
comprende una carcasa 310, una pluralidad de reactores 330
elevadores, un distribuidor 340 de alimentación, y un distribuidor
350 de fluido.
Con referencia continua a la Fig. 4, la carcasa
310 está formada por una pared 312 y está hueca. La carcasa 310
tiene un primer extremo 314 y un segundo extremo 316. El primer
extremo 314 de la carcasa 310 define una zona 318 de separación en
la que el catalizador es separado del producto de la reacción de
conversión de hidrocarburos. La carcasa 310 incluye además una
extensión 320 de pared, que se extiende hacia arriba en el primer
extremo 314 de la carcasa 310 desde el segundo extremo 316 de la
carcasa 310, y una parte 322 de embudo. La extensión 320 de pared y
la parte 322 de embudo definen una zona 324 estable en la que una
parte del catalizador puede ser retenida antes de ser retirada de
la carcasa 310.
En la realización mostrada en la Fig. 4, una
pluralidad de reactores 330 elevadores están posicionados dentro de
la carcasa 310, como se muestra en la Fig. 4. Cada reactor 330
elevador se extiende sustancialmente paralelo a un eje longitudinal
de la carcasa 310 y tiene una pared 331. Cada reactor 330 elevador
tiene un primer extremo 332 y un segundo extremo 334. El primer
extremo 332 de cada reactor 330 elevador está posicionado en el
segundo extremo 316 de la carcasa 310. El segundo extremo 334 de
cada reactor 330 elevador se extiende hacia el primer extremo 314
de la carcasa 310. El primer extremo 332 de cada reactor 330
elevador termina en una boca 335 a través de la cual el catalizador
y la alimentación son alimentados en el reactor 330 elevador. Aunque
el aparato 300 para la conversión de hidrocarburos se muestra en la
Fig. 4 conteniendo tres reactores 330 elevadores, el aparato 300
contiene deseablemente dos o más reactores 330 elevadores. El número
y tamaño de los reactores 330 elevadores se describe junto con la
descripción de la Fig. 1.
Con referencia continua a la Fig. 4, la pared
312 de la carcasa 310 y la pared 331 de cada uno de los reactores
330 elevadores definen una zona 336 de retención del catalizador. La
zona 336 de retención del catalizador contiene el catalizador
utilizado para catalizar la reacción de conversión de hidrocarburos.
Cuando el aparato 300 está en funcionamiento, la zona 336 de
retención del catalizador contiene el catalizador en un estado
fluidizado, como se describirá en detalle a continuación. La
extensión 320 de pared, la pared 312 de la carcasa 310 y las
paredes 331 de cada uno de los reactores 330 elevadores también
definen un retorno 338 de catalizador. El retorno 338 de
catalizador dirige el catalizador que se ha usado en una reacción de
conversión desde la zona 318 de separación en el primer extremo 314
de la carcasa 310 hasta la zona 336 de retención del catalizador.
Como un experto en la técnica apreciará, el límite entre la zona 336
de retención del catalizador y el retorno 338 de catalizador es
fluido y depende, al menos en parte, del nivel de catalizador
contenido en la zona 336 de retención del catalizador.
Para proporcionar una alimentación a los
reactores 330 elevadores, está posicionado opcionalmente al menos
un distribuidor 340 de alimentación cerca de los primeros extremos
332 de los reactores 330 elevadores. Se puede emplear más de un
distribuidor 340 de alimentación para proporcionar alimentación en
diversos estados, p.ej., un distribuidor 340 de alimentación puede
proporcionar alimentación en una forma de vapor, mientras que un
segundo distribuidor 340 de alimentación puede proporcionar
alimentación en una forma líquida. El distribuidor 340 de
alimentación incluye un cuerpo 342 desde el cual se extiende una
pluralidad de cuellos 344. Cada reactor 330 elevador tiene al menos
un cuello 344 asociado. Cada cuello 344 termina en una cabeza 346.
Cada cabeza 346 de cada cuello 344 está posicionada de manera
adyacente al primer extremo 332 de cada reactor 330 elevador.
Deseablemente, cada cabeza 346 se extiende hacia cada reactor 330
elevador. Más deseablemente, cada cabeza 346 está posicionada en o
por encima de la boca 335 en el primer extremo 332 de cada reactor
330 elevador. El distribuidor 340 de alimentación puede incluir un
dispositivo 348 de control de flujo opcional posicionado en el
distribuidor 340 de alimentación para proporcionar una cantidad
igual de alimentación a cada cuello 344, y, si se desea, medir el
flujo a través de cada cuello 344. Como se muestra en la Fig. 4, el
dispositivo 348 de control de flujo es una válvula 350. Los tipos
útiles de válvulas se describen anteriormente. Además, puede estar
dispuesta una boquilla, no mostrada, sobre cada cabeza 346 para
distribuir la alimentación hacia cada reactor 330 elevador.
Adicionalmente, cada cabeza 346 puede estar dotada de un dispositivo
de cribado, no mostrado, para impedir el flujo inverso de
catalizador hacia alguno de los cuellos 344 del distribuidor 340 de
alimentación y, subsecuentemente, hacia el cuerpo 342 del
distribuidor 340 de alimentación.
También está posicionado un distribuidor 350 de
fluido en el segundo extremo 316 de la carcasa 310. El distribuidor
350 de fluido incluye un conducto 352 en el que se alimenta un
fluido fluidizante para fluidizar un catalizador fluidizable en la
zona 336 de retención del catalizador y el retorno 338 de
catalizador. Un dispersador 354 opcional puede estar posicionado
entre el distribuidor 350 de fluido y la zona 336 de retención del
catalizador para dispersar el fluido fluidizante en la zona 336 de
retención del catalizador y el retorno 338 de catalizador. El
dispersador 354 está posicionado deseablemente perpendicular al eje
longitudinal de la carcasa 310 en el segundo extremo 316 de la
carcasa 310. El dispersador 354 puede ser una criba, una rejilla,
una placa perforada o dispositivo similar a través del cual el
fluido fluidizante es alimentado para proporcionar una distribución
uniforme del fluido fluidizante a la zona 336 de retención del
catalizador.
Para separar los productos de la reacción de
conversión de hidrocarburos del catalizador, puede estar posicionado
un separador 360 o serie de separadores 360, en el primer extremo
314 de la carcasa 310. Los separadores 360 se muestran en la Fig. 4
como separadores 362 ciclónicos. También pueden estar posicionados
otros tipos de separadores 360 tales como filtros, cribas,
dispositivos de impacto, placas, conos y otros dispositivos que
separen los productos del catalizador, en el primer extremo 314 de
la carcasa 310. El número de separadores 360 depende de la eficacia
de funcionamiento deseada, el tamaño de partícula del catalizador,
la velocidad gaseosa superficial, la capacidad de producción y
otros parámetros. Los productos son retirados de la carcasa 310 a
través de una tubería 364 o una pluralidad de tuberías 364 para su
procesado posterior, tal como, por ejemplo, separación y
purificación.
purificación.
El aparato 300 puede incluir además una salida
370 a través de la cual el catalizador puede ser retirado de la
carcasa 310, y una entrada 372 a través de la cual el catalizador
puede ser colocado en la carcasa 310. El posicionamiento de la
salida 370 y la entrada 372 no es crítico. Sin embargo, es deseable
que la salida 370 esté posicionada de tal modo que el catalizador
pueda ser retirado de la carcasa 310 a través de la zona 324
estable.
Un dispositivo 380 de impacto está posicionado
en el primer extremo 314 de la carcasa 310. El dispositivo 380 de
impacto está provisto para dirigir el catalizador que abandona el
conducto 330 de transporte por los segundos segundo extremos 334 de
los reactores 330 elevadores, y para limitar la cantidad de
catalizador que queda atrás en el conducto y los reactores 330
elevadores.
También se muestra un soporte 392 en la Fig. 4.
Los soportes 392 se muestran meramente para que sean ilustrativos
de un posible medio para soportar el aparato 300 para la conversión
de hidrocarburos.
Como se muestra en la Fig. 4, el aparato 300
para la conversión de hidrocarburos puede incluir opcionalmente un
aparato 90 de regeneración del catalizador asociado, que está en
comunicación fluida con el aparato 300 para la conversión de
hidrocarburos. El aparato 90 para la regeneración del catalizador
incluye un regenerador 92 del catalizador, que está en comunicación
fluida con el aparato 300 para la conversión de hidrocarburos, y un
purificador 94 del catalizador opcional, que está en comunicación
fluida con el regenerador 92 del catalizador y que puede estar en
comunicación fluida con el aparato 300 para la conversión de
hidrocarburos. Una primera tubería 96 proporciona comunicación
fluida entre el purificador 94 del catalizador y la carcasa 310 a
través de la salida 370. Una segunda tubería 98 proporciona
comunicación fluida entre el purificador 94 del catalizador y el
regenerador 92 del catalizador. Una tercera tubería 100 proporciona
comunicación fluida entre el regenerador 92 del catalizador y la
entrada 372 en la carcasa 310. Un dispositivo 102 de control de
flujo puede estar posicionado opcionalmente en la primera tubería
96 para controlar el flujo de catalizador entre la carcasa 12 y el
purificador 94 del catalizador. Un dispositivo 104 de control de
flujo puede estar posicionado opcionalmente en la segunda tubería
98 para controlar el flujo de catalizador entre el purificador 94
del catalizador y el regenerador 92 del catalizador. Finalmente,
puede estar posicionado un dispositivo 106 de control de flujo en
la tercera tubería 100 para controlar el flujo de catalizador entre
el regenerador 92 del catalizador y la carcasa 310. Los
dispositivos 102, 104 y 106 de control de flujo pueden ser cualquier
dispositivo de control de flujo actualmente en uso en la técnica
para controlar el flujo del catalizador a través de tuberías de
transferencia de catalizador. Los dispositivos de control de flujo
útiles incluyen válvulas de bola, válvulas de obturador y válvulas
de corredera. Aunque el purificador 94 del catalizador se muestra en
la Fig. 4 estando separado del regenerador 92 del catalizador, un
experto en la técnica apreciará que el purificador 94 del
catalizador puede estar formado de manera integral con el
regenerador 92 del catalizador. Un experto en la técnica también
apreciará que, aunque la Fig. 4 muestra la tercera tubería 100
devolviendo el catalizador a la zona 318 de separación a través de
la tubería 372, el catalizador también puede ser devuelto al retorno
338 de catalizador, la zona 336 de retención del catalizador y
combinaciones de la zona 318 de separación, el retorno 338 de
catalizador y la zona 336 de retención del catalizador.
Cuando está en funcionamiento, el aparato 300
para la conversión de hidrocarburos, como se muestra en la Fig. 4,
funciona de la siguiente manera. La zona 336 de retención del
catalizador se llena con un catalizador adecuado para llevar a cabo
la reacción de conversión de hidrocarburos deseada. El catalizador
debe ser de un tipo que sea fluidizable. Para fluidizar el
catalizador en la zona 336 de retención d el catalizador y el
retorno 338 de catalizador, se alimenta un fluido fluidizante en el
distribuidor 350 de fluido a través del conducto 352. El fluido
fluidizante se dispersa dentro de la carcasa 310 del aparato 300 de
conversión de hidrocarburos mediante el dispersador 354. Los
fluidos fluidizantes útiles incluyen, pero no se limitan a,
nitrógeno, vapor de agua, dióxido de carbono, hidrocarburos y aire.
La elección del fluido fluidizante depende del tipo de reacción de
conversión que se realiza en el aparato 300 para la conversión de
hidrocarburos.
Una vez que el catalizador ha alcanzado un
estado fluidizado aceptable, se alimenta una alimentación en el
aparato 300 para la conversión de hidrocarburos a través del
distribuidor 340 de alimentación. La alimentación entra en el
cuerpo 342 del distribuidor 340 de alimentación, pasa a través de
los cuellos del distribuidor 340 de alimentación y sale a través de
las cabezas 346 del distribuidor 340 de alimentación. La
alimentación es distribuida a cada uno de los reactores 330
elevadores a través de las bocas 335 en los primeros extremos 332
de los reactores 330 elevadores.
Un diferencial de presión creado por la
velocidad de la alimentación que entra en los primeros extremos 332
de los reactores 330 elevadores y la presión de la altura del
catalizador fluidizable en la zona 336 de retención del catalizador
causa que el catalizador sea aspirado hacia los primeros extremos
332 de los reactores 330 elevadores. El catalizador es transportado
a través de los reactores 330 elevadores bajo principios bien
conocidos de educción en los que la energía cinética de un fluido,
en este caso la alimentación, se usa para mover otro fluido, en
este caso el catalizador fluidizado. El catalizador y la
alimentación viajan desde los primeros extremos 332 hasta los
segundos extremos 334 de los reactores 330 elevadores. Según viajan
el catalizador y la alimentación a través de los reactores 330
elevadores, la reacción de conversión de hidrocarburos tiene lugar
y se produce un producto de conversión.
El(los) producto(s) de conversión,
alimentación sin reaccionar, si hubiera, y el catalizador salen de
los reactores 330 elevadores a través de sus segundos extremos 334
y entran en la zona 318 de separación del catalizador en el primer
extremo 314 de la carcasa 310. En la zona 318 de separación del
catalizador, el producto de conversión y la alimentación sin
reaccionar, si hubiera, son separados del catalizador por el
separador 360. Deseablemente, el producto de conversión y la
alimentación sin reaccionar, si hubiera, son separados por una serie
de separadores 362 ciclónicos como se muestra en la Fig. 4. Además,
al menos una parte del catalizador que sale de los reactores 330
elevadores contacta con el dispositivo 380 de impacto y es desviado
desde los segundos extremos 334 de los reactores 330 elevadores
hacia la zona 324 estable.
Una vez que el catalizador ha sido separado del
producto de conversión y la alimentación sin reaccionar, si
hubiera, son retirados de la carcasa 310 a través de las tuberías
364 para su procesado posterior, tal como separación y
purificación. Una parte del catalizador cae a la zona 324 estable,
en la cual el catalizador es retenido hasta que es retirado de la
carcasa 310. El catalizador es retirado de la zona 324 estable a
través de la salida 370 y puede ser enviado para su regeneración en
el aparato 90 de regeneración del catalizador. La función del
aparato 90 para la regeneración del catalizador se discute
anteriormente junto con la descripción de la Fig. 1, y no será
discutida con más detalle aquí. Una parte del catalizador en la zona
324 estable caerá fuera de la zona 324 estable hacia el retorno 338
de catalizador y será devuelta para que contacte con la
alimentación.
Volviendo a la Fig. 4, la parte restante del
catalizador, después de ser separada de los productos y la
alimentación sin reaccionar, cae desde el primer extremo 314 de la
carcasa 310 a través del retorno 338 de catalizador hasta la zona
336 de retención del catalizador. Desde la zona 336 de retención del
catalizador, el catalizador es recirculado para su uso en la
reacción de conversión de hidrocarburos.
En la Fig. 5 se muestran en sección transversal
realizaciones representativas de posibles configuraciones de
reactores elevadores y retornos de catalizador. La Fig. 5A muestra
una posible configuración para los reactores 20 elevadores para el
aparato 10 de conversión de hidrocarburos mostrado en la Fig. 1.
Como se muestra en la Fig. 5A, los reactores 20 elevadores están
contenidos dentro de una carcasa 26. Si están contenidos dentro de
una carcasa 26, el área entre los reactores elevadores y la carcasa
26 está llena de un material 28 refractario. Los materiales 28
refractarios útiles incluyen arena, cemento, materiales cerámicos,
ladrillos de alto contenido en alúmina que contienen mullita o
corindón, ladrillos de alto contenido en sílice, ladrillos de
magnesita, ladrillos aislantes del fuego de arcilla o caolín, o
cualquier otro material resistente a altas temperaturas.
La Fig. 5B muestra una sección transversal de un
aparato para la conversión de hidrocarburos similar al aparato 10
mostrado en la Fig. 1. En esta realización, los reactores 20
elevadores están de nuevo contenidos dentro de una carcasa 26. La
carcasa 26 está llena de un material 28 refractario como se
describió anteriormente. En esta realización, los retornos de
catalizador están también contenidos dentro de la carcasa 26 y
rodeados por el material 28 refractario.
La Fig. 5C muestra una posible configuración
para los reactores 220 elevadores mostrados en la Fig. 3. En la
realización mostrada en la Fig. 5C, el retorno 250 de catalizador se
muestra estando posicionado de manera centrada en relación a los
reactores 220 elevadores. Los reactores 220 elevadores y el retorno
250 de catalizador están contenidos dentro de una carcasa 226. El
área entre los reactores elevadores y la carcasa 226 está llena de
un material 228 refractario. Los materiales refractarios útiles se
describieron anteriormente junto con la descripción de la Fig.
5A.
La Fig. 5D muestra una posible configuración
para los reactores 330 elevadores mostrados en la Fig. 4. Como se
muestra en la Fig. 5D, los reactores 330 elevadores están ubicados
de manera centrada dentro de la carcasa 310. Como se describió
anteriormente junto con la descripción de la Fig. 4, las paredes 331
de los reactores 330 elevadores y la carcasa 310 definen el retorno
338 de catalizador. El área entre los reactores 330 elevadores
puede estar opcionalmente llena de un primer material 382
refractario. La carcasa 310 también puede estar opcionalmente llena
de un segundo material 384 refractario. Los materiales refractarios
útiles se describieron anteriormente junto con la descripción de la
Fig. 5A. Con referencia continua a la Fig. 5D, un experto en la
técnica apreciará que el primer material 382 refractario y el
segundo material 384 refractario pueden ser el mismo o diferente
material.
La Fig. 5E muestra otra posible configuración
para los reactores 330 elevadores mostrados en la Fig. 4. Como se
muestra en la Fig. 5E, los reactores 330 elevadores están ubicados
de manera centrada dentro de la carcasa 310. En esta realización,
los reactores 330 elevadores están contenidos dentro de una segunda
carcasa 386 que tiene una pared 388. El retorno 338 de catalizador
está definido por la pared 388 de la segunda carcasa 386 y la
carcasa 310. Las áreas entre las paredes 331 de los reactores 330
elevadores y la pared 388 de la segunda carcasa 386 están llenas de
un primer material 390 refractario. La carcasa 310 también puede
estar llena de un segundo material 392 refractario. Los materiales
refractarios útiles se describieron anteriormente junto con la
descripción de la Fig. 5A. Con referencia continua a la Fig. 5E, un
experto en la técnica apreciará que el primer material 390
refractario y el segundo material 392 refractario pueden ser el
mismo o diferente material.
Aunque los reactores elevadores y los retornos
de catalizador se muestran en las diversas Figuras teniendo una
sección transversal circular, los reactores elevadores y los
retornos de catalizador pueden tener cualquier sección transversal
que facilite el funcionamiento del aparato para la conversión de
hidrocarburos. Otras secciones transversales útiles para los
reactores elevadores y los retornos de catalizador incluyen
secciones transversales elípticas, secciones transversales
poligonales y secciones transversales de secciones de elipses y
polígonos. Las secciones transversales deseables para los reactores
elevadores y los retornos de catalizador incluyen círculos y
polígonos regulares con lados de longitudes iguales. Por
"regulares", se quiere decir que la forma de la sección
transversal no tiene segmentos lineales con vértices, dentro de los
límites de la forma, que tengan ángulos mayores que 180º. Las
secciones transversales más deseables son círculos, y triángulos,
cuadrados, y hexágonos con lados de igual longitud. Los medios de
determinar las áreas de sección transversal para cualquier forma de
sección transversal se basan en principios geométricos establecidos
desde hace mucho tiempo, bien conocidos por los expertos en la
técnica. De manera similar, las secciones transversales deseables
para la zona de separación incluyen círculos y polígonos regulares
con lados de longitudes iguales. Las secciones transversales más
deseables son círculos, y triángulos, cuadrados, y hexágonos con
lados de igual longitud.
Aunque la posición de los reactores elevadores
en relación a la zona de separación se muestra en las figuras como
equidistante y simétrica, las configuraciones alternativas están
dentro del alcance de la presente invención. Por ejemplo, los
reactores elevadores pueden estar posicionados en un lado de la zona
de separación en una disposición hemisférica. Como otro ejemplo,
cuando la zona de separación tiene una sección transversal circular
o aproximadamente circular, los reactores elevadores pueden estar
posicionados en una línea a lo largo del diámetro de la zona de
separación. Un experto en la técnica apreciará que en la presente
invención se puede utilizar una amplia variedad de configuraciones
de los elevadores en relación a la zona de separación.
Un experto en la técnica apreciará además que
los reactores elevadores múltiples del aparato para la conversión
de hidrocarburos de la presente invención se pueden formar
dividiendo un único reactor elevador en una pluralidad de reactores
elevadores más pequeños. Por ejemplo, un reactor más grande, que
tenga una sección transversal circular, se podría dividir en varios
reactores elevadores con forma de tarta. Como otro ejemplo, un
reactor elevador que tenga una sección transversal cuadrada se
podría dividir en una pluralidad de reactores elevadores que tengan
secciones transversales bien rectangulares o bien cuadradas más
pequeñas.
El aparato para la conversión de hidrocarburos
descrito es particularmente adecuado para realizar la reacción de
conversión de compuestos oxigenados en olefinas de la invención. En
una reacción de conversión de compuestos oxigenados en olefinas, un
compuesto oxigenado se convierte en una olefina poniendo en contacto
una alimentación de un compuesto oxigenado con un catalizador bajo
condiciones suficientes para convertir el compuesto oxigenado en
una olefina.
El procedimiento para convertir compuestos
oxigenados en olefinas ligeras emplea una alimentación que incluye
un compuesto oxigenado. Como se usa en la presente memoria, el
término "compuesto oxigenado" se define para incluir, pero no
se limita necesariamente a, hidrocarburos que contienen oxígeno
tales como los siguientes: alcoholes alifáticos, éteres, compuestos
carbonílicos (aldehídos, cetonas, ácidos carboxílicos, carbonatos,
y similares), y mezclas de los mismos. El resto alifático debe
contener deseablemente el intervalo de aproximadamente
1-10 átomos de carbono, y más preferiblemente el
intervalo de aproximadamente 1-4 átomos de carbono.
Los compuestos oxigenados representativos incluyen, pero no se
limitan necesariamente a, alcoholes alifáticos de bajo peso
molecular de cadena lineal o de cadena ramificada, y sus homólogos
insaturados. Los ejemplos de compuestos oxigenados adecuados
incluyen, pero no se limitan necesariamente a, los siguientes:
metanol; etanol; n-propanol; isopropanol; alcoholes
C_{4}-C_{10}; éter metiletílico; éter
dimetílico; éter dietílico; éter di-isopropílico;
formiato de metilo; formaldehído; carbonato de dimetilo; carbonato
de metiletilo; acetona; y mezclas de ellos. Deseablemente, el
compuesto oxigenado usado en la reacción de conversión se selecciona
del grupo que consiste en metanol, éter dimetílico y mezclas de los
mismos. Más deseablemente el compuesto oxigenado es metanol. La
carga total de alimentación a los reactores elevadores puede
contener componentes adicionales, tales como diluyentes.
Se puede alimentar a los reactores elevadores
uno o más diluyentes con los compuestos oxigenados, de tal modo que
la mezcla de alimentación total comprenda diluyente en un intervalo
de aproximadamente 1% en moles y aproximadamente 99% en moles. Los
diluyentes que se pueden emplear en el proceso incluyen, pero no
están limitados necesariamente a, helio, argón, nitrógeno, monóxido
de carbono, dióxido de carbono, hidrógeno, agua, parafinas, otros
hidrocarburos (tales como metano), compuestos aromáticos, y mezclas
de ellos. Los diluyentes deseados incluyen, pero no se limitan
necesariamente a, agua y nitrógeno.
Una parte de la alimentación se puede
proporcionar al reactor en forma líquida. Cuando una parte de la
alimentación se proporciona en forma líquida, la parte líquida de
la alimentación puede ser compuesto oxigenado, diluyente o una
mezcla de ambos. La parte líquida de la alimentación puede ser
inyectada directamente en los reactores elevadores individuales, o
arrastrada o llevada de otro modo hacia los reactores elevadores con
la parte de vapor de la alimentación o un gas/diluyente portador
adecuado. Proporcionando una parte de la alimentación (compuesto
oxigenado y/o diluyente) en la fase líquida, la temperatura en los
reactores elevadores puede ser controlada. El calor exotérmico de
la reacción de conversión del compuesto oxigenado es absorbido
parcialmente por el calor endotérmico de vaporización de la parte
líquida de la alimentación. Controlar la proporción de alimentación
líquida a alimentación en estado de vapor alimentadas al reactor es
un posible método para controlar la temperatura en el reactor, y en
particular en los reactores elevadores.
La cantidad de alimentación proporcionada en una
forma líquida, ya sea alimentada independientemente o conjuntamente
con la alimentación en estado de vapor, es de aproximadamente 0,1%
en peso a aproximadamente 85% en peso del contenido de compuesto
oxigenado total más diluyente en la alimentación. Más deseablemente,
el intervalo es de aproximadamente 1% en peso a aproximadamente 75%
en peso de compuesto oxigenado total más diluyente en la
alimentación, y lo más deseablemente el intervalo es de
aproximadamente 5% en peso a aproximadamente 65% en peso. Las
partes líquida y de vapor de la alimentación pueden ser de la misma
composición, o pueden contener proporciones variables de los mismos
o diferentes compuestos oxigenados y los mismos o diferentes
diluyentes. Un diluyente líquido particularmente eficaz es el agua,
debido a su relativamente alto calor de vaporización, que permite
un alto impacto sobre el diferencial de temperatura del reactor con
una velocidad relativamente pequeña. Otros diluyentes útiles se
describen anteriormente. La selección apropiada de la temperatura y
presión de cualquier compuesto oxigenado y/o diluyente apropiados
que se alimenten al reactor asegurará que al menos una parte esté
en la fase líquida mientras entra en el reactor y/o entra en
contacto con el catalizador o una parte en estado de vapor de la
alimentación y/o diluyente.
Opcionalmente, la fracción líquida de la
alimentación puede ser dividida en partes e introducida en reactores
elevadores en una multiplicidad de ubicaciones a lo largo de la
longitud de los reactores elevadores. Esto se puede hacer con la
alimentación de compuesto oxigenado, con el diluyente o ambos.
Típicamente, esto se hace con la parte diluyente de la
alimentación. Otra opción es proporcionar una boquilla que
introduzca la fracción líquida total de la alimentación en los
reactores elevadores de una manera tal que la boquilla forme
gotitas líquidas de una distribución de tamaños apropiada que,
cuando sean arrastradas con el gas y sólidos introducidos en los
reactores elevadores, se vaporicen gradualmente a lo largo de la
longitud de los reactores elevadores. Se puede usar cualquiera de
estas disposiciones o una combinación de las mismas para controlar
mejor el diferencial de temperatura en los reactores elevadores. Los
medios de introducir una multiplicidad de puntos de alimentación
líquida en un reactor o diseñar una boquilla de alimentación líquida
para controlar la distribución de tamaños de las gotitas son bien
conocidos en la técnica y no se discuten aquí.
El catalizador adecuado para catalizar una
reacción de conversión de compuesto oxigenado a olefina incluye un
tamiz molecular y mezclas de tamices moleculares. Los tamices
moleculares pueden ser zeolíticos (zeolitas) o no zeolíticos (no
zeolitas). Los catalizadores útiles también pueden estar formados
por mezclas de tamices moleculares zeolíticos y no zeolíticos.
Deseablemente, el catalizador incluye un tamiz molecular no
zeolítico. Los tamices moleculares deseados para el uso con una
reacción de conversión de compuestos oxigenados a olefinas incluyen
tamices moleculares de poro pequeño y medio. Los tamices moleculares
de poro pequeño se definen como tamices moleculares con poros que
tienen un diámetro menor que aproximadamente 5,0 Angstroms. Los
tamices moleculares de poro medio se definen como tamices
moleculares con poros que tienen un diámetro de aproximadamente 5,0
a aproximadamente 10,0 Angstroms.
Los tamices moleculares zeolíticos útiles
incluyen pero no se limitan a; mordenita, chabazita, erionita,
ZSM-5, ZSM-34,
ZSM-48 y mezclas de los mismos. Los métodos de
obtención de estos tamices moleculares son conocidos en la técnica
y no es necesario discutirlos aquí. Los tipos estructurales de
tamices moleculares de poros pequeños que son adecuados para uso en
la presente invención incluyen AEI, AFT, APC, ATN, ATT, ATV, AWW,
BIK, CAS, CHA, CHI, DAC, DDR, EDI, ERI, GOO, KFI, LEV, LOV, LTA,
MON, PAU, PHI, RHO, ROG, THO y sus formas sustituidas. Los tipos
estructurales de tamices moleculares de poros medianos adecuados
para el uso en la presente invención incluyen MFI, MEL, MTW, EUO,
MTT, HEU, FER, AFO, AEL, TON y sus formas sustituidas.
\newpage
Los silicoaluminofosfatos ("SAPOs") son un
grupo de tamices moleculares no zeolíticos que son útiles en una
reacción de conversión de compuesto oxigenado a olefina. Los SAPOs
comprenden una estructura cristalina microporosa tridimensional de
unidades tetraédricas [SiO_{2}], [AlO_{2}] y [PO_{2}]. El modo
en que se incorpora Si a la estructura se puede determinar por
^{29}Si MAS NMR. Véase Blackwell y Patton, J. Phys. Chem., 92,
3965 (1988). Los tamices moleculares de SAPO preferidos podrán
exhibir uno o más picos en el espectro de ^{29}Si MAS NMR, con un
desplazamiento químico \delta(Si) en el intervalo de -88 a
-96 ppm y con un área de pico combinada en ese intervalo de al
menos 20% del área total de picos con un desplazamiento químico
\delta(Si) en el intervalo de -88 a -115 ppm, en el que
los desplazamientos químicos \delta(Si) se refieren a
tetrametilsilano (TMS) externo.
Se desea que el tamiz molecular de
silicoaluminofosfato usado en tal procedimiento tenga una relación
Si/Al_{2} relativamente baja. En general, cuanto más baja sea la
relación Si/Al_{2}, más baja será la selectividad de los
saturados C_{1}-C_{4}, particularmente la
selectividad del propano. Es deseable una relación Si/Al_{2}
menor que 0,65, prefiriéndose una relación Si/Al_{2} no mayor que
0,40, y prefiriéndose particularmente una relación Si/Al_{2} no
mayor que a 0,32.
Los tamices moleculares de silicoaluminofosfato
se clasifican generalmente como materiales microporosos que tienen
estructuras anulares con 8, 10, ó 12 miembros. Estas estructuras de
anillo pueden tener un tamaño medio de poros en el intervalo de 3,5
angstroms a -15 angstroms. Se prefieren los tamices moleculares SAPO
de poro pequeño que tienen un tamaño medio de poro en el intervalo
de aproximadamente 3,5 a 5 angstroms, más preferiblemente de 4,0 a
5,0 angstroms. Estos tamaños de poro preferidos son típicos de
tamices moleculares que tienen anillos de 8 miembros.
En general, los tamices moleculares de
silicoaluminofosfato comprenden una estructura molecular de unidades
tetraédricas de [SiO_{2}], [AlO_{2}] y [PO_{2}] que comparten
vértices. Este tipo de estructura es eficaz en transformar diversos
compuestos oxigenados en productos olefínicos.
Los tamices moleculares de silicoaluminofosfato
adecuados para el uso en un procedimiento de conversión de
compuestos oxigenados en olefinas incluyen SAPO-5,
SAPO-8, SAPO-11,
SAPO-16, SAPO-17,
SAPO-18, SAPO-20,
SAPO-31, SAPO-34,
SAPO-35, SAPO-36,
SAPO-37, SAPO-40,
SAPO-41, SAPO-42,
SAPO-44, SAPO-47,
SAPO-56, sus formas que contienen metales, y
mezclas de los mismos. Se prefieren SAPO-18,
SAPO-34, SAPO-35,
SAPO-44 y SAPO-47, particularmente
SAPO-18 y SAPO-34, incluyendo sus
formas que contienen metal, y sus mezclas. Tal como se emplea en la
presente memoria, el término mezcla es sinónimo de combinación y se
considera una composición de materia que tiene dos o más
componentes en proporciones variables, independientemente de su
estado físico.
Se pueden mezclar materiales de tamiz molecular
formadores de olefinas adicionales con el catalizador de
silicoaluminofosfato si se desea. Existen varios tipos de tamices
moleculares, cada uno de los cuales exhiben diferentes propiedades.
Los tipos estructurales de tamices moleculares de poros pequeños que
son adecuados para uso en la presente invención incluyen AEI, AFT,
APC, ATN, ATT, ATV, AWW, BIK, CAS, CHA, CHI, DAC, DDR, EDI, ERI,
GOO, KFI, LEV, LOV, LTA, MON, PAU, PHI, RHO, ROG, THO y sus formas
sustituidas. Los tipos estructurales de tamices moleculares de
poros medianos adecuados para el uso en la presente invención
incluyen MFI, MEL, MTW, EUO, MTT, HEU, FER, AFO, AEL, TON y sus
formas sustituidas. Los tamices moleculares preferidos que se pueden
combinar con un catalizador de silicoaluminofosfato incluyen
ZSM-5, ZSM-34, erionita y
chabazita.
Los SAPOs sustituidos forman una clase de tamiz
molecular conocida como "MeAPSOs", que también son útiles en
la presente invención. Los procesos para fabricar MeAPSOs son
conocidos en la técnica. Los SAPOs con sustituyentes, tales como
los MeAPSOs, también pueden ser adecuados para su uso en la presente
invención. Los sustituyentes adecuados, "Me", incluyen, pero
no se limitan a, el níquel, el cobalto, el manganeso, el zinc, el
titanio, el estroncio, el magnesio, el bario y el calcio. Los
sustituyentes pueden ser incorporados durante la síntesis de los
MeAPSOs. De forma alternativa, los sustituyentes pueden ser
incorporados después de la síntesis de los SAPOs o de los MeAPSOs
usando multitud de métodos. Estos métodos incluyen, pero no se
limitan necesariamente a, intercambio iónico, humedad incipiente,
mezcla en seco, mezcla húmeda, mezcla mecánica y combinaciones de
los mismos.
Los MeAPSOs deseados son los MeAPSOs de poro
pequeño, que tienen un tamaño de poro más que pequeño que
aproximadamente 5 Angstroms. Los MeAPSOs de poro pequeño incluyen,
pero no se limitan necesariamente, a NiSAPO-34,
CoSAPO-34, NiSAPO-17,
CoSAPO-17 y mezclas de los mismos.
Los aluminofosfatos (ALPOs) con sustituyentes,
también conocidos como "MeAPOs", son otro grupo de tamices
moleculares que pueden ser adecuados para el uso en una reacción de
conversión de compuestos oxigenados en olefinas, siendo los MeAPOs
deseados MeAPOs de poro pequeño. Los procesos para fabricar MeAPOs
son conocidos en la técnica. Los sustituyentes adecuados incluyen,
pero no se limitan necesariamente a, níquel, cobalto, zinc,
titanio, estroncio, magnesio, bario y calcio. Los sustituyentes
pueden ser incorporados durante la síntesis de los MeAPOs. De forma
alternativa, los sustituyentes pueden ser incorporados después de la
síntesis de los ALPOs o de los MeAPOs usando multitud de métodos.
Los métodos incluyen, pero no se limitan necesariamente a,
intercambio iónico, humedad incipiente, mezcla en seco, mezcla
húmeda, mezcla mecánica y combinaciones de los mismos.
El tamiz molecular también se puede incorporar
en una composición sólida, preferiblemente partículas sólidas, en
las que el tamiz molecular está presente en una cantidad eficaz para
catalizar la reacción de conversión deseada. Las partículas sólidas
pueden incluir una cantidad catalíticamente eficaz del tamiz
molecular y un material matriz, preferiblemente al menos uno entre
un material de relleno y un material aglomerante, para proporcionar
a la composición sólida una propiedad o propiedades deseadas, por
ejemplo, una dilución de catalizador deseada, resistencia mecánica
y otras similares. Dichos materiales que actúan de matriz a menudo
son de naturaleza porosa en un determinado grado y a menudo
presentan algo de actividad catalítica no selectiva que favorece la
formación de productos no deseados, y que puede o no ser eficaz en
promover la conversión química deseada. Dichos materiales
constitutivos de la matriz, por ejemplo un relleno y un aglomerante,
incluyen, por ejemplo, sustancias sintéticas y sustancias
naturales, óxidos metálicos, arcillas, sílices, alúminas, óxidos
mixtos de silicio y aluminio, óxidos mixtos de silicio y magnesio,
óxidos mixtos de silicio y zirconio, óxidos mixtos de silicio y
torio, óxidos mixtos de silicio y berilio, óxidos mixtos de silicio
y titanio, óxidos mixtos de silicio y aluminio y torio, óxidos
mixtos de silicio y aluminio y zirconio, y mezclas de estos
materiales.
La composición del catalizador sólido
preferiblemente comprende aproximadamente 1% a aproximadamente 99%,
más preferiblemente aproximadamente 5% a aproximadamente 90%, y aún
más preferiblemente aproximadamente 10% a aproximadamente 80% en
peso de tamiz molecular. y una cantidad de aproximadamente 1% a
aproximadamente 99%, más preferiblemente aproximadamente 5% a
aproximadamente 90%, y aún más preferiblemente aproximadamente 10%
a aproximadamente 80% en peso de material matriz.
La preparación de composiciones catalíticas
sólidas, p.ej. partículas sólidas, que comprenden el tamiz molecular
y el material matriz, es convencional y es bien conocida en la
técnica y, por tanto, no será discutida en detalle aquí.
El catalizador puede contener además
aglutinantes, cargas u otro material para proporcionar mejor
rendimiento catalítico, resistencia al desgaste, regenerabilidad, y
otras propiedades deseadas. Deseablemente, el catalizador es
fluidizable bajo las condiciones de la reacción. El catalizador debe
tener tamaños de partícula de entre aproximadamente 20 \mu y
aproximadamente 3.000 \mu, deseablemente entre aproximadamente 30
\mu y aproximadamente 200 \mu, y más deseablemente entre
aproximadamente 50 \mu y aproximadamente 150 \mu. El catalizador
se puede someter a una diversidad de tratamientos para lograr las
características físico-químicas deseadas. Dichos
tratamientos incluyen, pero no se limitan necesariamente a,
calcinación, molturación, molturación de bolas, trituración, secado
por rociado, tratamiento hidrotermal, calcinación, tratamiento
ácido, tratamiento básico, y combinaciones de los mismos.
Deseablemente, en una reacción de conversión de
compuestos oxigenados a olefinas realizada en el aparato para la
conversión de hidrocarburos de la presente invención, se emplea una
velocidad gaseosa superficial en los reactores elevadores mayor que
1 metro por segundo (m/s). Como se usa en la presente memoria y en
las reivindicaciones, el término "velocidad gaseosa
superficial" se define como el caudal volumétrico de materia
prima vaporizada, y cualquier diluyente, dividido por el área
transversal del reactor. Debido a que el compuesto oxigenado es
convertido en un producto que incluye una olefina ligera mientras
fluye a través del reactor, la velocidad gaseosa superficial puede
variar en ubicaciones diferentes dentro del reactor dependiendo del
número total de moles de gas presentes y la sección transversal de
una ubicación particular en el reactor, la temperatura, la presión
y otros parámetros relevantes de la reacción. La velocidad gaseosa
superficial, incluyendo cualesquiera diluyentes presentes en la
materia prima, es mantenida a una velocidad mayor que 1 metro por
segundo (m/s) en cualquier punto en el reactor. Deseablemente, la
velocidad gaseosa superficial es mayor que aproximadamente 2 m/s.
Más deseablemente, la velocidad gaseosa superficial es mayor que
aproximadamente 2,5 m/s. Incluso más deseablemente, la velocidad
gaseosa superficial es mayor que aproximadamente 4 m/s. Lo más
deseablemente, la velocidad gaseosa superficial es mayor que
aproximadamente 8 m/s.
Mantener la velocidad gaseosa superficial en
estas velocidades aumenta el acercamiento al comportamiento de
flujo de pistón de los gases que fluyen en los reactores elevadores.
Cuando la velocidad gaseosa superficial aumenta por encima de 1
m/s, resulta una reducción en la difusión axial o retromezclado de
los gases a partir de una reducción en la recirculación interna de
los sólidos, que llevan gas con ellos. (El comportamiento de flujo
de pistón ideal tiene lugar cuando los elementos del fluido
homogéneo reaccionante se mueven a través de un reactor conforme el
pistón se mueve paralelo al eje del reactor). Minimizar el
retromezclado de los gases en el reactor aumenta la selectividad
para las olefinas ligeras deseadas en la reacción de conversión del
compuesto oxigenado.
Cuando la velocidad gaseosa superficial alcanza
1 m/s o superior, una parte sustancial del catalizador en el
reactor puede ser arrastrada con el gas que sale del los reactores
elevadores. Al menos una parte del catalizador que sale de los
reactores elevadores es recirculada para volver a entrar en contacto
con la alimentación mediante el retorno de catalizador.
Deseablemente, la velocidad del catalizador, que
comprende un tamiz molecular y cualesquiera otros materiales tales
como aglutinantes, cargas, etc., recirculados para volver a entrar
en contacto con la alimentación es de aproximadamente 1 a 100
veces, más deseablemente de aproximadamente 10 a aproximadamente 80
veces, y lo más deseablemente de aproximadamente 10 a
aproximadamente 50 veces la velocidad de alimentación total, en
peso, de compuestos oxigenados al reactor.
La temperatura útil para convertir compuestos
oxigenados en olefinas ligeras varía sobre un amplio intervalo
dependiendo, al menos en parte, del catalizador, la fracción de
catalizador regenerado en una mezcla catalítica, y la configuración
del aparato del reactor y el reactor. Aunque estos procedimientos no
se limitan a una temperatura particular, los mejores resultados se
obtienen si el procedimiento se realiza a una temperatura de
aproximadamente 200ºC a aproximadamente 700ºC, deseablemente de
aproximadamente 250ºC a aproximadamente 600ºC, y lo más
deseablemente de aproximadamente 300ºC a aproximadamente 500ºC.
Temperaturas inferiores generalmente dan como resultado menores
velocidades de reacción, y la velocidad de formación de los
productos olefínicos ligeros deseados puede hacerse sensiblemente
más lenta. Sin embargo, a temperaturas mayores que 700ºC, el
procedimiento puede no formar una cantidad óptima de productos
olefínicos ligeros, y la velocidad a la cual se forman coque y
compuestos saturados ligeros en el catalizador puede llegar a ser
demasiado alta.
Las olefinas ligeras se formarán -aunque no
necesariamente en cantidades óptimas- a un amplio intervalo de
presiones, que incluyen, pero no se limitan a, presiones de
aproximadamente 0,1 kPa a aproximadamente 5 MPa. Una presión
deseada es de aproximadamente 5 kPa a aproximadamente 1 MPa y lo más
deseablemente de aproximadamente 20 kPa a aproximadamente 500 kPa.
Las anteriores presiones no incluyen la del diluyente, si está
presente, y se refieren a la presión parcial de la alimentación en
relación a los compuestos oxigenados y/o sus mezclas. Se pueden
usar presiones fuera de los intervalos expuestos, y no están
excluidas del alcance de la invención. Los extremos inferior y
superior de la presión pueden afectar de manera adversa a la
selectividad, conversión, velocidad de formación de coque, y/o
velocidad de la reacción; sin embargo, aún se formarán olefinas
ligeras y, por esta razón, estos extremos de presión se consideran
parte de la presente invención.
Un amplio intervalo de WHSVs para la reacción de
conversión de compuestos oxigenados, definida como el peso del
compuesto oxigenado total alimentado a los reactores elevadores por
hora por peso de tamiz molecular en el catalizador en los reactores
elevadores, funciona con la presente invención. El compuesto
oxigenado total alimentado a los reactores elevadores incluye todo
el compuesto oxigenado, tanto en fase de vapor como en fase
líquida. Aun que el catalizador puede contener otros materiales que
actúan como inertes, cargas o aglutinantes, la WHSV se calcula
usando sólo el peso de tamiz molecular en el catalizador en los
reactores elevadores. La WHSV es deseablemente suficientemente
elevada para mantener el catalizador en un estado fluidizado en las
condiciones de reacción y dentro de la configuración y diseño del
reactor. Normalmente, la WHSV se encuentra entre aproximadamente 1
h^{-1} y aproximadamente 5000 h^{-1},deseablemente entre
aproximadamente 2 h^{-1} y aproximadamente 3000 h^{-1}, y lo
más deseablemente entre aproximadamente 5 h^{-1} y aproximadamente
1500 h^{-1}. Los solicitantes han descubierto que el
funcionamiento de la reacción de conversión de compuesto oxigenado
a olefina a una WHSV mayor que 20 h^{-1} reduce el contenido de
metano en el producto de la reacción de conversión. Así, la
reacción de conversión se hace funcionar deseablemente a una WHSV de
al menos aproximadamente 20 h^{-1}. Para una alimentación que
comprende metanol, éter dimetílico, o mezclas de los mismos, la WHSV
es deseablemente al menos aproximadamente 20 h^{-1}, y más
deseablemente aproximadamente 20 h^{-1} a aproximadamente 300
h^{-1}.
Se prefiere particularmente que las condiciones
de reacción para preparar olefinas a partir de un compuesto
oxigenado comprendan una WHSV de al menos aproximadamente 20
h^{-1} y una Selectividad al Metano Normalizada a Temperatura
Corregida (TCNMS) menor que aproximadamente 0,016. Tal como se
emplea en la presente memoria, la TCNMS se define como la
Selectividad al Metano Normalizada (NMS) cuando la temperatura es
inferior a 400ºC. La NMS se define como el rendimiento del producto
metano dividido por el rendimiento del producto etileno, en donde
cada rendimiento se mide en una base de % en peso o se transforma a
ésta. Cuando la temperatura es de 400ºC o más, la TCNMS se define
por la siguiente ecuación, en la que T es la temperatura promedio
dentro del reactor en ºC:
La conversión de compuestos oxigenados debe ser
mantenida lo suficientemente elevada para evitar la necesidad de
niveles comercialmente inaceptables de recirculación de la
alimentación. Aunque se desea un 100 por ciento de conversión de
compuesto oxigenado para el propósito de evitar completamente la
recirculación de la alimentación, se observa una reducción en
subproductos indeseados frecuentemente cuando la conversión es
aproximadamente 98 por ciento o menos. Dado que el reciclado de
tanto como aproximadamente 50% de la alimentación puede ser
comercialmente aceptable, se desean índices de transformación entre
aproximadamente 50% y aproximadamente 98%. Las tasas de conversión
pueden ser mantenidas en este intervalo -50 por ciento a
aproximadamente 98 por ciento- usando varios métodos familiares a
los expertos habituales en la técnica. Los ejemplos incluyen, pero
no se limitan necesariamente a, ajustar uno o más de los siguientes:
temperatura de reacción; la presión; caudal (velocidad espacial
horaria ponderal y/o velocidad superficial gaseosa); índice de
recirculación del catalizador; configuración del aparato del
reactor; configuración del reactor; composición de alimentación;
cantidad de alimentación líquida en relación a la alimentación en
estado de vapor (como se discutirá más adelante); cantidad de
catalizador recirculado; grado de regeneración del catalizador; y
otros parámetros que afectan a la conversión.
Durante la conversión de compuestos oxigenados
en olefinas ligeras, se acumulan depósitos carbonosos sobre el
catalizador usado para promover la reacción de conversión. En algún
punto, la acumulación de estos depósitos carbonosos causa una
reducción en la capacidad del catalizador para convertir la
alimentación de compuesto oxigenado en olefinas ligeras. En este
punto, el catalizador se desactiva parcialmente. Cuando un
catalizador ya no puede seguir transformando un compuesto oxigenado
en un producto olefínico, se considera que el catalizador está
desactivado totalmente. Como etapa opcional en una reacción de
conversión de compuesto oxigenado a olefina, una parte del
catalizador se extrae del reactor y al menos una parte de la parte
retirada del reactor es regenerada parcialmente, si no totalmente,
en un aparato de regeneración, tal como un aparato 80 de
regeneración como el mostrado en la Fig. 4. Por regeneración, se
quiere decir que los depósitos carbonosos son retirados al menos
parcialmente del catalizador. Deseablemente, la parte del
catalizador extraído del reactor está al menos parcialmente
desactivada. La parte restante del catalizador en el reactor es
recirculada sin regeneración, como se describe anteriormente. El
catalizador regenerado, con o sin enfriamiento, es devuelto después
al reactor. Deseablemente, la tasa de extracción de la parte del
catalizador para regeneración es de aproximadamente 0,1% a
aproximadamente 99% de la tasa de catalizador que sale del reactor.
Más deseablemente, la tasa es de aproximadamente 0,2% a
aproximadamente 50%, y, lo más deseablemente, de aproximadamente
0,5% a aproximadamente 5%.
Deseablemente, una parte del catalizador, que
comprende tamiz molecular y cualesquiera otros materiales tales
como aglutinantes, cargas, etc., es retirada del reactor para
regeneración y recirculación de vuelta al reactor a una tasa de
aproximadamente 0,1 veces a aproximadamente 10 veces, más
deseablemente de aproximadamente 0,2 a aproximadamente 5 veces, y
lo más deseablemente de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 3
veces la tasa de alimentación total de compuestos oxigenados al
reactor. Estas tasas pertenecen al catalizador que contiene tamiz
molecular sólo, y no incluyen sólidos no reactivos. La tasa de
sólidos totales, es decir, catalizador y sólidos no reactivos,
retirados del reactor para regeneración y recirculación de vuelta al
reactor variará en proporción directa con el contenido de sólidos
no reactivos en los sólidos totales.
Deseablemente, la regeneración del catalizador
se lleva a cabo en un aparato de regeneración en presencia de un
gas que comprende oxígeno u otros oxidantes. Los ejemplos de otros
oxidantes incluyen, pero no se limitan necesariamente a, O_{2}
singlete, O_{3}, SO_{3}, N_{2}O, NO, NO_{2}, N_{2}O_{5}
y mezclas de ellos. El aire y aire diluido con nitrógeno o CO_{2}
son gases de regeneración deseados. La concentración de oxígeno en
el aire puede ser reducida hasta un nivel controlado para minimizar
el sobrecalentamiento de, o la creación de puntos calientes en, el
regenerador. El catalizador también se puede regenerar
reductivamente con hidrógeno, mezclas de hidrógeno y monóxido de
carbono, u otros gases reductores adecuados.
El catalizador se puede regenerar en cualquier
número de métodos - discontinuo, continuo, semicontinuo, o una
combinación de ellos. La regeneración continua del catalizador es un
método deseado. Deseablemente, el catalizador se regenera hasta un
nivel de coque remanente de aproximadamente 0,01% en peso a
aproximadamente 15% en peso del peso del catalizador.
La temperatura de regeneración del catalizador
debe ser de aproximadamente 250ºC a aproximadamente 750ºC, y
deseablemente de aproximadamente 500ºC a aproximadamente 700ºC.
Debido a que la reacción de regeneración tiene lugar a una
temperatura considerablemente más alta que la reacción de conversión
del compuesto oxigenado, puede ser deseable enfriar al menos una
parte del catalizador regenerado hasta una temperatura más baja
antes de que sea enviado de vuelta al reactor. Se puede usar un
intercambiador de calor, no mostrado, localizado externamente al
aparato de regeneración para retirar algo de calor del catalizador
después de que haya sido extraído del aparato de regeneración.
Cuando el catalizador regenerado se enfría, es conveniente enfriarlo
a una temperatura que es de aproximadamente 200ºC más alta a
aproximadamente 200ºC más baja que la temperatura del catalizador
retirado del reactor. Más deseablemente, el catalizador regenerado
se enfría a una temperatura de aproximadamente 10ºC a
aproximadamente 200ºC más baja que la temperatura del catalizador
retirado del reactor. Este catalizador enfriado se puede devolver
después a alguna parte del reactor, del aparato de regeneración o
de ambos. Cuando el catalizador regenerado del aparato de
regeneración es devuelto al reactor, puede ser devuelto a cualquier
parte del reactor. Puede ser devuelto al área de contención del
catalizador para esperar el contacto con la alimentación, la zona
de separación para contactar con los productos de la alimentación o
una combinación de ambos.
Deseablemente, la regeneración del catalizador
se lleva a cabo en un catalizador desactivado al menos parcialmente
que ha sido despojado de la mayor parte de materiales orgánicos
fácilmente retirables (orgánicos) en un purificador o cámara
purificadora primero. Esta purificación puede ser lograda haciendo
pasar un gas purificador sobre el catalizador gastado a una
temperatura elevada. Los gases adecuados para la purificación
incluyen vapor de agua, nitrógeno, helio, argón, metano, CO_{2},
CO, hidrógeno, y mezclas de los mismos. Un gas preferido es el
vapor de agua. La velocidad espacial horaria gaseosa (GHSV, basada
en el volumen de gas a volumen de catalizador y coque) del gas
purificador es de aproximadamente 0,1 h^{-1} a aproximadamente
20.000 h^{-1}. Las temperaturas aceptables de purificación son de
aproximadamente 250ºC a aproximadamente 750ºC, y deseablemente de
aproximadamente 350ºC a aproximadamente 675ºC.
El método para preparar el producto olefínico
preferido en esta invención puede incluir la etapa adicional de
preparar las composiciones de compuesto oxigenado a partir de
hidrocarburos tales como aceite, carbón, arena asfáltica, esquisto,
biomasa y gas natural. Los métodos para fabricar las composiciones
son conocidos en la técnica. Estos métodos incluyen la fermentación
a alcohol o éter, fabricando gas de síntesis, transformando después
el gas de síntesis en alcohol o éter. El gas de síntesis se puede
producir por procedimientos conocidos tales como reformado por
vapor, reformado autotérmico y oxidación parcial.
Un experto en la técnica también apreciará que
las olefinas producidas mediante la reacción de conversión de
compuestos oxigenados a olefinas de la presente invención pueden ser
polimerizadas para formar poliolefinas, en particular polietileno y
polipropileno. Los procedimientos para obtener poliolefinas a partir
de olefinas son conocidos en la técnica. Se prefieren los
procedimientos catalíticos. Particularmente preferidos son los
sistemas catalíticos ácidos, los metalocenos y los catalizadores de
Ziegler/Natta. Véanse, por ejemplo, las patentes de EE.UU. números
3.258.455; 3.305.538; 3.364.190; 5.892.079; 4.659.685; 4.076.698;
3.645.992; 4.302.565; y 4.243.691. En general, estos métodos
implican poner en contacto el producto olefínico con un catalizador
formador de poliolefinas a una presión y temperatura eficaces para
formar el producto poliolefínico.
Un catalizador formador de poliolefinas
preferido es un catalizador de metaloceno. El intervalo preferido
de temperaturas de operación está entre 50ºC y 240ºC, y la reacción
puede ser llevada a cabo a baja, media o alta presión, estando en
cualquier punto dentro del intervalo entre 1 bar y 200 bar (0,1 MPa
y 20 MPa). Para procedimientos llevados a cabo en disolución, se
puede usar un diluyente inerte, y el intervalo preferido de
presiones de operación se encuentra entre 10 bar y 150 bar (1 MPa y
15 MPa), con un intervalo de temperaturas preferido entre 120ºC y
230ºC. Para procedimientos en fase gaseosa, se prefiere que la
temperatura se encuentre generalmente en un intervalo entre 60ºC y
160ºC, y que la presión de operación esté entre 5 bar y 50 bar (0,5
MPa y 5 MPa).
Además de poliolefinas, a partir de las olefinas
producidas con el proceso de la presente invención o de las
olefinas recuperadas de él, se pueden formar muchos otros derivados
olefínicos. Estos incluyen, pero no se limitan a, aldehídos,
alcoholes, ácido acético, alfa-olefinas lineales,
acetato de vinilo, dicloruro de etileno y cloruro de vinilo,
etilbenceno, óxido de etileno, etilenglicol, cumeno, alcohol
isopropílico, acroleína, cloruro de alilo, óxido de propileno;
ácido acrílico, cauchos de etileno-propileno, y
acrilonitrilo, y trímeros y dímeros de etileno, propileno o
butilenos. Los métodos de fabricación de estos derivados son bien
conocidos en la técnica, y por tanto no serán discutidos aquí.
Claims (13)
-
\global\parskip0.900000\baselineskip
1. Un procedimiento para la conversión de compuestos oxigenados en olefinas, que comprende:- (a)
- poner en contacto un catalizador fluidizable con un fluido fluidizante para fluidizar dicho catalizador fluidizable;
- (b)
- alimentar dicho catalizador y una alimentación a una pluralidad de reactores (20) elevadores, a una velocidad gaseosa superficial mayor que 1 metro por segundo, siendo dicha pluralidad de reactores (20) elevadores parte de un único aparato (10) para la conversión de hidrocarburos;
- (c)
- hacer reaccionar dicha alimentación con dicho catalizador en dicha pluralidad de reactores elevadores, produciendo la reacción de dicha alimentación y dicho catalizador un producto;
- (d)
- separar dicho catalizador de dicho producto en una zona de separación, estando la zona (14) de separación en comunicación fluida con dicha pluralidad de reactores (20) elevadores;
- (e)
- retornar dicho catalizador desde dicha zona de separación hasta dicha pluralidad de reactores elevadores; y
- (f)
- repetir las etapas (a) a (e).
- 2. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicha alimentación es alimentada a cada una de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores en una cantidad sustancialmente igual.
- 3. El procedimiento de la reivindicación 2, en el que dicha alimentación es alimentada a cada uno de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores de tal modo que el flujo de alimentación a cada reactor (20) varía hasta en no más que 25%, preferiblemente hasta en no más que 10%, más preferiblemente hasta en no más que 1%, en tasa de volumen, de uno de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores a otro de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores.
- 4. El procedimiento de la reivindicación 2, en el que dicha alimentación es alimentada a cada uno de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores de tal modo que el flujo de alimentación a cada reactor (20) varía hasta en no más que 25%, preferiblemente hasta en no más que 10%, más preferiblemente hasta en no más que 1%, en porcentaje en masa para cada componente en la alimentación, de uno de dicha pluralidad de reactores elevadores a otro de dicha pluralidad de reactores (20) elevadores.
- 5. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicho fluido fluidizante se selecciona del grupo que consiste en nitrógeno, vapor de agua, dióxido de carbono, hidrocarburos y aire.
- 6. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicho catalizador es separado de dicho producto con un separador seleccionado del grupo que consiste en separadores ciclónicos, filtros, cribas, dispositivos de impacto, placas, conos y combinaciones de los mismos.
- 7. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicho catalizador es devuelto a dicha pluralidad de reactores (20) elevadores a través de al menos un retorno (50) de catalizador que está en comunicación fluida con dicha zona de separación y dicha pluralidad de reactores (20) elevadores.
- 8. El procedimiento de la reivindicación 7, en el que dicho catalizador es puesto en contacto con dicho fluido fluidizante para fluidizar dicho catalizador fluidizable en dicho retorno (50) de catalizador, en una zona de retención del catalizador o una combinación de dicho retorno de catalizador y dicha zona de retención del catalizador.
- 9. El procedimiento de la reivindicación 8, que incluye además las etapas de regenerar al menos una parte de dicho catalizador en un regenerador del catalizador después de separar dicho catalizador de dichos productos para producir un catalizador regenerado; ydevolver dicho catalizador regenerado al menos a una de dicha zona de separación, dicho retorno de catalizador, y dicha zona de retención del catalizador.
- 10. El procedimiento de la reivindicación 9, que incluye además la etapa de purificar dicha al menos una parte de dicho catalizador antes de regenerar dicha al menos una parte de dicho catalizador.
- 11. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicho catalizador es un catalizador de silicoaluminofosfato.
- 12. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que dicha alimentación se selecciona del grupo de metanol; etanol; n-propanol; isopropanol; alcoholes C_{4}-C_{10}; éter metiletílico; éter dimetílico, éter dietílico; éter di-isopropílico, formiato de metilo; formaldehído; carbonato de dimetilo; carbonato de metiletilo; acetona; y mezclas de ellos.
- 13. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que al menos una parte del catalizador que sale de los reactores elevadores es recirculado para volver a entrar en contacto con la alimentación a una velocidad de entre 1 y 100 veces la velocidad de alimentación total de compuestos oxigenados.
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US09/564,613 US7102050B1 (en) | 2000-05-04 | 2000-05-04 | Multiple riser reactor |
US564613 | 2000-05-04 |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
ES2306712T3 true ES2306712T3 (es) | 2008-11-16 |
Family
ID=24255202
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
ES01932739T Expired - Lifetime ES2306712T3 (es) | 2000-05-04 | 2001-04-27 | Procedimiento de conversion de compuestos oxigenados en olefinas mediante un reactor de multiples columnas ascendentes. |
Country Status (18)
Country | Link |
---|---|
US (2) | US7102050B1 (es) |
EP (1) | EP1299504B1 (es) |
JP (1) | JP2003532782A (es) |
KR (1) | KR100793496B1 (es) |
CN (1) | CN1307288C (es) |
AR (1) | AR028922A1 (es) |
AT (1) | ATE395396T1 (es) |
AU (2) | AU5924301A (es) |
BR (1) | BR0110469A (es) |
CA (1) | CA2404977A1 (es) |
DE (1) | DE60134020D1 (es) |
ES (1) | ES2306712T3 (es) |
MX (1) | MXPA02010825A (es) |
MY (1) | MY138835A (es) |
NO (1) | NO20025176D0 (es) |
TW (1) | TW587095B (es) |
WO (1) | WO2001085872A2 (es) |
ZA (1) | ZA200208905B (es) |
Families Citing this family (58)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US6869521B2 (en) * | 2002-04-18 | 2005-03-22 | Uop Llc | Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing |
US7169293B2 (en) | 1999-08-20 | 2007-01-30 | Uop Llc | Controllable space velocity reactor and process |
DK1255719T3 (da) | 2000-02-02 | 2004-08-30 | Dow Global Technologies Inc | Integreret fremgangsmåde til fremstilling af en alkenylsubstitueret aromatisk forbindelse |
US7102050B1 (en) * | 2000-05-04 | 2006-09-05 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Multiple riser reactor |
US6642281B1 (en) * | 2000-09-01 | 2003-11-04 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Fischer-tropsch process |
PL222211B1 (pl) | 2001-06-26 | 2016-07-29 | Amgen Fremont Inc | Przeciwciało przeciwko OPGL, kompozycja je zawierająca, jego zastosowanie i sposób jego wytwarzania, sposób wykrywania poziomu OPGL, kompozycja obejmująca polinukleotydy i komórka gosodarza |
DE10150481B4 (de) * | 2001-10-16 | 2020-09-10 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Verfahren zur Herstellung von Olefinen aus Methanol |
US7122160B2 (en) * | 2002-09-24 | 2006-10-17 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Reactor with multiple risers and consolidated transport |
US20040064007A1 (en) | 2002-09-30 | 2004-04-01 | Beech James H. | Method and system for regenerating catalyst from a plurality of hydrocarbon conversion apparatuses |
US7083762B2 (en) | 2002-10-18 | 2006-08-01 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Multiple riser reactor with centralized catalyst return |
CN100363463C (zh) * | 2002-10-18 | 2008-01-23 | 埃克森美孚化学专利公司 | 带有中央催化剂回路的多级提升管反应器 |
US6791002B1 (en) | 2002-12-11 | 2004-09-14 | Uop Llc | Riser reactor system for hydrocarbon cracking |
FI119179B (fi) * | 2003-10-21 | 2008-08-29 | Einco Oy | Kiertomassareaktori |
US20080194891A1 (en) | 2004-02-09 | 2008-08-14 | Pretz Matthew T | Process for the Preparation of Hydrogenated Hydrocarbon Compounds |
US7582203B2 (en) | 2004-08-10 | 2009-09-01 | Shell Oil Company | Hydrocarbon cracking process for converting gas oil preferentially to middle distillate and lower olefins |
WO2006020547A1 (en) * | 2004-08-10 | 2006-02-23 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Method and apparatus for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock |
US7622625B2 (en) * | 2004-11-01 | 2009-11-24 | Uop Llc | Purge gas streams to stagnant zones within oxygenate-to-olefin reactor |
FR2877671B1 (fr) * | 2004-11-09 | 2008-10-17 | Inst Francais Du Petrole | Dispositif et procede pour le craquage catalytique de deux charges distinctes d'hydrocarbures |
AR056806A1 (es) | 2005-11-14 | 2007-10-24 | Amgen Inc | Moleculas quimericas de anticuerpo rankl- pth/ pthrp |
EP1955989B1 (en) * | 2005-11-14 | 2017-01-25 | JGC Corporation | Method for production of lower olefin |
US7763765B2 (en) | 2006-03-31 | 2010-07-27 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method of high pressure and high capacity oxygenate conversion with catalyst exposure cycle |
CN101448765A (zh) | 2006-05-19 | 2009-06-03 | 国际壳牌研究有限公司 | 环烯烃的烷基化方法 |
US8049054B2 (en) | 2006-05-19 | 2011-11-01 | Shell Oil Company | Process for the preparation of C5 and/or C6 olefin |
US7470825B2 (en) * | 2006-06-26 | 2008-12-30 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Reactor and process for producing methanol |
BRPI0810190A2 (pt) * | 2007-04-13 | 2014-12-30 | Shell Int Research | Sistema, e, método. |
RU2463335C2 (ru) * | 2007-04-30 | 2012-10-10 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. | Установка и способ получения средних дистиллятов и низших олефинов из углеводородного сырья |
FR2918070B1 (fr) * | 2007-06-27 | 2012-10-19 | Inst Francais Du Petrole | Zone reactionnelle comportant deux risers en parallele et une zone de separation gaz solide commune en vue de la production de propylene |
WO2009048920A1 (en) * | 2007-10-10 | 2009-04-16 | Shell Oil Company | Systems and methods for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock |
JP2011504466A (ja) | 2007-11-19 | 2011-02-10 | シエル・インターナシヨナル・リサーチ・マートスハツペイ・ベー・ヴエー | オレフィン生成物の調製方法 |
WO2009065851A1 (en) | 2007-11-19 | 2009-05-28 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process for the preparation of an olefin |
BRPI0704443B1 (pt) * | 2007-11-30 | 2018-09-11 | Petroleo Brasileiro S/A Petrobras | sistema e processo de separação de suspensões de catalisadores gastos e hidrocarbonetos formadas em unidade de craqueamento catalítico fluido com múltiplos tubos de fluxo ascendente de reação |
WO2010062611A2 (en) * | 2008-10-27 | 2010-06-03 | Kior, Inc. | Biomass conversion process |
EP2342169A4 (en) * | 2008-11-04 | 2012-04-11 | Kior Inc | METHOD FOR CONVERTING BIOMASS |
EP2373602B1 (en) | 2008-12-22 | 2013-08-21 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process to prepare methanol and/or dimethylether |
CN102355947A (zh) * | 2009-03-19 | 2012-02-15 | 陶氏环球技术有限责任公司 | 脱氢方法和催化剂 |
US9126174B2 (en) * | 2010-03-31 | 2015-09-08 | Uop Llc | Hydroprocessing method, or an apparatus relating thereto |
CN102464532B (zh) * | 2010-11-17 | 2014-07-02 | 中国石油化工股份有限公司 | 低碳烯烃的制备方法 |
US8689709B2 (en) * | 2011-05-04 | 2014-04-08 | Southern Company | Oxycombustion in transport oxy-combustor |
CN102875279B (zh) * | 2011-07-12 | 2015-01-07 | 中国石油化工股份有限公司 | 甲醇和石脑油制备低碳烯烃的反应装置 |
CN102875304B (zh) * | 2011-07-12 | 2015-02-11 | 中国石油化工股份有限公司 | 甲醇和石脑油制备低碳烯烃的方法 |
JP2013116431A (ja) * | 2011-12-01 | 2013-06-13 | Sumitomo Chemical Co Ltd | 反応装置 |
JP2013116434A (ja) * | 2011-12-01 | 2013-06-13 | Sumitomo Chemical Co Ltd | 反応装置 |
US10189763B2 (en) | 2016-07-01 | 2019-01-29 | Res Usa, Llc | Reduction of greenhouse gas emission |
US9981896B2 (en) | 2016-07-01 | 2018-05-29 | Res Usa, Llc | Conversion of methane to dimethyl ether |
WO2018004994A1 (en) | 2016-07-01 | 2018-01-04 | Res Usa, Llc | Fluidized bed membrane reactor |
KR101982786B1 (ko) * | 2017-12-01 | 2019-05-28 | 한국에너지기술연구원 | 유동층 반응기 |
CN115210201A (zh) | 2020-03-06 | 2022-10-18 | 埃克森美孚化学专利公司 | 烷烃和烷基芳族烃的提质方法 |
US11760703B2 (en) | 2020-03-06 | 2023-09-19 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons |
US11859136B2 (en) | 2020-03-06 | 2024-01-02 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for upgrading alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons |
JP2023516098A (ja) | 2020-03-06 | 2023-04-17 | エクソンモービル ケミカル パテンツ インコーポレイテッド | アルカン及びアルキル芳香族炭化水素のアップグレードプロセス |
JP2023524562A (ja) | 2020-05-08 | 2023-06-12 | エクソンモービル ケミカル パテンツ インコーポレイテッド | アルカン及びアルキル芳香族炭化水素を改質するための方法及びシステム |
CA3220944A1 (en) | 2021-06-02 | 2022-12-08 | Xiaoying Bao | Processes for regenerating catalysts and for upgrading alkanes and/or alkyl aromatic hydrocarbons |
BR112023026786A2 (pt) | 2021-07-28 | 2024-03-12 | Exxonmobil Chemical Patents Inc | Composições de catalisador e processos para a sua preparação e uso |
CA3228400A1 (en) | 2021-08-11 | 2023-02-16 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for regenerating catalysts and for upgrading alkanes and/or alkyl aromatic hydrocarbons |
WO2023018527A1 (en) | 2021-08-11 | 2023-02-16 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for dehydrogenating alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons |
WO2023018536A1 (en) | 2021-08-13 | 2023-02-16 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes for dehydrogenating alkanes and alkyl aromatic hydrocarbons |
CN113750911B (zh) * | 2021-09-10 | 2022-10-04 | 中国科学院过程工程研究所 | 一种多通道提升管反应装置及其应用 |
WO2023107797A1 (en) | 2021-12-06 | 2023-06-15 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Catalyst compositions and processes for making and using same |
Family Cites Families (96)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US1421640A (en) | 1919-07-11 | 1922-07-04 | Us Ind Alcohol Co | Process of producing ethylene |
US2378236A (en) | 1944-05-02 | 1945-06-12 | Air Reduction | Production of ethylene |
US2472377A (en) | 1945-01-31 | 1949-06-07 | Hydrocarbon Research Inc | Process for hydrocarbon synthesis |
US2768127A (en) | 1951-05-17 | 1956-10-23 | Exxon Research Engineering Co | Improved residual oil conversion process for the production of chemicals |
US2847364A (en) | 1952-09-12 | 1958-08-12 | Gulf Research Development Co | Process for conversion of hydrocarbons and for transport of solid particles |
US4076698A (en) | 1956-03-01 | 1978-02-28 | E. I. Du Pont De Nemours And Company | Hydrocarbon interpolymer compositions |
BE591537A (es) | 1959-06-06 | |||
US3305538A (en) | 1961-11-22 | 1967-02-21 | Montedison Spa | Polymerization process |
US3205275A (en) | 1962-02-26 | 1965-09-07 | Phillips Petroleum Co | Solid catalyst contacting process and apparatus therefor |
US3364190A (en) | 1964-04-27 | 1968-01-16 | Standard Oil Co | Process for polymerizing propylene to syndiotactic polypropylene |
CA849081A (en) | 1967-03-02 | 1970-08-11 | Du Pont Of Canada Limited | PRODUCTION OF ETHYLENE/.alpha.-OLEFIN COPOLYMERS OF IMPROVED PHYSICAL PROPERTIES |
US3607730A (en) * | 1968-04-05 | 1971-09-21 | Pullman Inc | Apparatus and method for conversion of hydrocarbons |
US3764634A (en) | 1969-04-23 | 1973-10-09 | Mitsui Shipbuilding Eng | Process and apparatus for preparing lower olefins |
US3617496A (en) * | 1969-06-25 | 1971-11-02 | Gulf Research Development Co | Fluid catalytic cracking process with a segregated feed charged to separate reactors |
US3959117A (en) | 1973-03-26 | 1976-05-25 | Texaco Inc. | Fluid catalytic cracking of hydrocarbons |
US4138440A (en) | 1974-08-14 | 1979-02-06 | Mobil Oil Corporation | Conversion of liquid alcohols and ethers with a fluid mass of ZSM-5 type catalyst |
US3969426A (en) * | 1974-10-17 | 1976-07-13 | Mobil Oil Corporation | Conversion of methanol to products comprising gasoline boiling components |
DE2524540C2 (de) | 1975-06-03 | 1986-04-24 | Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt | Verfahren zur Durchführung endothermer Prozesse |
US4134926A (en) | 1977-04-18 | 1979-01-16 | The Lummus Company | Production of ethylene from ethanol |
US4302565A (en) | 1978-03-31 | 1981-11-24 | Union Carbide Corporation | Impregnated polymerization catalyst, process for preparing, and use for ethylene copolymerization |
US4229608A (en) | 1978-12-18 | 1980-10-21 | Mobil Oil Corporation | Heat balanced cyclic process for manufacture of light olefins |
US4243691A (en) | 1979-05-18 | 1981-01-06 | The Procter & Gamble Company | Sodium-free salt substitute |
US4379123A (en) | 1979-10-30 | 1983-04-05 | Mobil Oil Corporation | Fluid catalyst conversion of alcohols and oxygenates to hydrocarbons |
US4517616A (en) * | 1982-04-12 | 1985-05-14 | Memorex Corporation | Thin film magnetic recording transducer having embedded pole piece design |
NZ204419A (en) | 1982-06-15 | 1985-04-30 | Mobil Oil Corp | Catalytic conversion of oxygenated compounds to liquid hydrocarbons |
US4440871A (en) | 1982-07-26 | 1984-04-03 | Union Carbide Corporation | Crystalline silicoaluminophosphates |
US4404414A (en) * | 1982-09-28 | 1983-09-13 | Mobil Oil Corporation | Conversion of methanol to gasoline |
US4677243A (en) | 1982-10-04 | 1987-06-30 | Union Carbide Corporation | Production of light olefins from aliphatic hetero compounds |
US4677242A (en) | 1982-10-04 | 1987-06-30 | Union Carbide Corporation | Production of light olefins |
US4499327A (en) | 1982-10-04 | 1985-02-12 | Union Carbide Corporation | Production of light olefins |
JPS6088222A (ja) | 1983-10-21 | 1985-05-18 | Daido Metal Kogyo Kk | 複合摺動体 |
US4623443A (en) * | 1984-02-07 | 1986-11-18 | Phillips Petroleum Company | Hydrocarbon conversion |
CA1223895A (en) | 1984-03-05 | 1987-07-07 | Hugo I. De Lasa | Pseudodiabatic reactor for exothermal catalytic conversions |
GB2159431B (en) | 1984-05-29 | 1988-04-27 | Shell Int Research | Reactor for non-isothermic reactions and process for the preparation of hydrocarbons using such a reactor |
US4590320A (en) | 1984-08-31 | 1986-05-20 | Mobil Oil Corporation | Conversion of methanol to olefins in a tubular reactor with light olefin co-feeding |
US4547616A (en) | 1984-12-28 | 1985-10-15 | Mobil Oil Corporation | Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed |
US4659585A (en) * | 1985-06-24 | 1987-04-21 | International Business Machines Corporation | Planarized ceramic substrates |
US4659685A (en) | 1986-03-17 | 1987-04-21 | The Dow Chemical Company | Heterogeneous organometallic catalysts containing a supported titanium compound and at least one other supported organometallic compound |
US4752651A (en) | 1986-06-16 | 1988-06-21 | Union Carbide Corporation | Production of light olefins |
US4853105A (en) * | 1986-09-03 | 1989-08-01 | Mobil Oil Corporation | Multiple riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments |
US4717466A (en) * | 1986-09-03 | 1988-01-05 | Mobil Oil Corporation | Multiple riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments |
US4778600A (en) * | 1987-06-17 | 1988-10-18 | Dow Corning Corporation | Liquid chromatography dual zone packing materials |
US4873390A (en) | 1987-07-07 | 1989-10-10 | Uop | Chemical conversion process |
US4973792A (en) | 1987-07-07 | 1990-11-27 | Uop | Chemical conversion process |
US4861938A (en) | 1987-07-07 | 1989-08-29 | Uop | Chemical conversion process |
US4814541A (en) | 1987-07-07 | 1989-03-21 | Uop | Chemical conversion process |
US5114682A (en) * | 1988-11-18 | 1992-05-19 | Stone & Webster Engineering Corporation | Apparatus for recovering heat energy from catalyst regenerator flue gases |
US5271905A (en) | 1990-04-27 | 1993-12-21 | Mobil Oil Corporation | Apparatus for multi-stage fast fluidized bed regeneration of catalyst |
US5157181A (en) | 1990-12-03 | 1992-10-20 | Uop | Moving bed hydrocarbon conversion process |
US5157193A (en) | 1991-01-15 | 1992-10-20 | Energia Andina Ltd. | Preparing lower alkenes from methanol |
US5095163A (en) | 1991-02-28 | 1992-03-10 | Uop | Methanol conversion process using SAPO catalysts |
ES2073240T3 (es) * | 1991-09-09 | 1995-08-01 | Stone & Webster Eng Corp | Procedimiento y aparato para separar catalizadores de craqueo fluidizados de hidrocarburos vaporizados. |
US5191141A (en) | 1991-11-13 | 1993-03-02 | Uop | Process for converting methanol to olefins using an improved metal aluminophosphate catalyst |
US5126308A (en) | 1991-11-13 | 1992-06-30 | Uop | Metal aluminophosphate catalyst for converting methanol to light olefins |
US5338517A (en) * | 1992-05-18 | 1994-08-16 | Chemical Research & Licensing Company | Catalytic distillation column reactor and tray |
EP0644866B1 (en) | 1992-05-27 | 1996-08-14 | Exxon Chemical Patents Inc. | Use of acid extracted molecular sieve catalysts in oxygenate conversion |
US5278345A (en) | 1992-05-27 | 1994-01-11 | Exxon Chemical Patents Inc. | Use of ECR-1, mazmorite and ECR-18 in the conversion of oxygenates to hydrocarbons |
US5221301A (en) * | 1992-10-28 | 1993-06-22 | Emtrol Corporation | Multi-stage cyclone separator system with intermediate manifold |
US5343830A (en) | 1993-03-25 | 1994-09-06 | The Babcock & Wilcox Company | Circulating fluidized bed reactor with internal primary particle separation and return |
US5565090A (en) * | 1994-11-25 | 1996-10-15 | Uop | Modified riser-reactor reforming process |
US5714662A (en) | 1995-08-10 | 1998-02-03 | Uop | Process for producing light olefins from crude methanol |
US5962762A (en) | 1995-12-13 | 1999-10-05 | Sun; Hsian-Ning | Use of transition metal containing small pore molecular sieve catalysts in oxygenate conversion |
US5714663A (en) | 1996-02-23 | 1998-02-03 | Exxon Research And Engineering Company | Process for obtaining significant olefin yields from residua feedstocks |
US5952539A (en) * | 1996-02-23 | 1999-09-14 | Exxon Chemical Patents Inc. | Dual process for obtaining 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 |
KR20000016111A (ko) | 1996-05-29 | 2000-03-25 | 엑손 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 | 탄화수소 전환 촉매 및 그의 용도 |
US5851380A (en) * | 1996-08-01 | 1998-12-22 | Phillips Petroleum Company | Process and apparatus for fluidized catalytic cracking of a hydrocarbon feed |
US5811621A (en) | 1996-08-09 | 1998-09-22 | Van Dijk; Christiaan P. | Process for recovering ethylene from an olefin stream produced by a methanol to olefin reaction |
FI101156B (fi) | 1996-08-30 | 1998-04-30 | Fortum Oil Oy | Kiertomassareaktoriin perustuva menetelmä ja laite hiilivetyjen konver toimiseksi |
US5723094A (en) | 1996-10-29 | 1998-03-03 | Arco Chemical Technology, L.P. | Reactor for chemical reactions |
AT405648B (de) | 1996-11-22 | 1999-10-25 | Oemv Ag | Vorrichtung zum katalytischen umsetzen von organischen stubstanzen mit einem fliessbettreaktor |
US5907076A (en) | 1996-12-31 | 1999-05-25 | Exxon Chemical Patents Inc. | Process for selectively separating hydrogen, or both hydrogen and carbon monoxide from olefinic hydrocarbons |
US5960643A (en) | 1996-12-31 | 1999-10-05 | Exxon Chemical Patents Inc. | Production of ethylene using high temperature demethanization |
US5952538A (en) | 1996-12-31 | 1999-09-14 | Exxon Chemical Patents Inc. | Use of short contact time in oxygenate conversion |
US5925586A (en) | 1996-12-31 | 1999-07-20 | Exxon Chemical Patents, Inc. | Phosphorus modified small pore molecular sieve catalysts, and their use in the production of light olefins |
US5925800A (en) | 1996-12-31 | 1999-07-20 | Exxon Chemical Patents Inc. | Conversion of oxygenates to hydrocarbons with monolith supported non-zeolitic molecular sieve catalysts |
US5904880A (en) | 1996-12-31 | 1999-05-18 | Exxon Chemical Patents Inc. | One step conversion of methanol to hydrogen and carbon dioxide |
US6051746A (en) | 1997-06-18 | 2000-04-18 | Exxon Chemical Patents Inc. | Oxygenate conversions using modified small pore molecular sieve catalysts |
US6552240B1 (en) * | 1997-07-03 | 2003-04-22 | 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 |
ID24324A (id) * | 1997-07-15 | 2000-07-13 | I E I Du Pont De Nemours And C | Oksidasi fasa map propilen menjadi akrolein yang diperbaiki |
US5927063A (en) | 1997-08-19 | 1999-07-27 | Exxon Chemical Patents Inc. | High efficiency reformed methanol gas turbine power plants |
US5932512A (en) | 1997-08-19 | 1999-08-03 | Exxon Chemical Patents, Inc. | Fluorination of synthesized molecular sieve catalysts for increased selectivity to ethylene during conversion of oxygenates to olefins |
US5892079A (en) | 1997-10-17 | 1999-04-06 | Sri International | Metallocene catalysts and associated methods of preparation and use |
US5958222A (en) | 1997-11-17 | 1999-09-28 | Uop Llc | Standpipe distributor for short time contact of hydrocarbon compounds with particles |
US6005155A (en) | 1997-12-03 | 1999-12-21 | Exxon Chemicals Patents Inc. | Modification of molecular sieve catalyst for reduced methane production during conversion of oxygenates to olefins |
US6046373A (en) | 1998-04-29 | 2000-04-04 | Exxon Chemical Patents Inc. | Catalytic conversion of oxygenates to olefins |
US6036845A (en) * | 1998-05-04 | 2000-03-14 | Uop Llc | Modified riser-reactor reforming process with prereactor |
US6051745A (en) | 1999-03-04 | 2000-04-18 | Phillips Petroleum Company | Silicoaluminophosphate material, a method of making such improved material and the use thereof in the conversion of oxygenated hydrocarbons to olefins |
US6046371A (en) | 1999-05-05 | 2000-04-04 | Phillips Petroleum Company | Silicoaluminophosphate material, a method of making such improved material and the use thereof in the conversion of oxygenated hydrocarbons to olefins |
FI106242B (fi) | 1999-05-20 | 2000-12-29 | Einco Oy | Kiertomassareaktori |
US6166282A (en) | 1999-08-20 | 2000-12-26 | Uop Llc | Fast-fluidized bed reactor for MTO process |
US7102050B1 (en) * | 2000-05-04 | 2006-09-05 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Multiple riser reactor |
US6791002B1 (en) * | 2002-12-11 | 2004-09-14 | Uop Llc | Riser reactor system for hydrocarbon cracking |
US7448481B2 (en) * | 2004-07-27 | 2008-11-11 | Ford Global Technologies, Llc | Ratcheting one-way clutch having rockers actuated by centrifugal force |
JP4873139B2 (ja) * | 2006-06-23 | 2012-02-08 | Nok株式会社 | ガスケットの製造方法 |
-
2000
- 2000-05-04 US US09/564,613 patent/US7102050B1/en not_active Expired - Lifetime
-
2001
- 2001-04-27 EP EP01932739A patent/EP1299504B1/en not_active Expired - Lifetime
- 2001-04-27 CA CA002404977A patent/CA2404977A1/en not_active Abandoned
- 2001-04-27 ES ES01932739T patent/ES2306712T3/es not_active Expired - Lifetime
- 2001-04-27 AU AU5924301A patent/AU5924301A/xx active Pending
- 2001-04-27 MX MXPA02010825A patent/MXPA02010825A/es not_active Application Discontinuation
- 2001-04-27 CN CNB018088775A patent/CN1307288C/zh not_active Expired - Lifetime
- 2001-04-27 BR BR0110469-1A patent/BR0110469A/pt not_active Application Discontinuation
- 2001-04-27 WO PCT/US2001/013802 patent/WO2001085872A2/en active IP Right Grant
- 2001-04-27 AT AT01932739T patent/ATE395396T1/de not_active IP Right Cessation
- 2001-04-27 JP JP2001582462A patent/JP2003532782A/ja not_active Withdrawn
- 2001-04-27 DE DE60134020T patent/DE60134020D1/de not_active Expired - Lifetime
- 2001-04-27 KR KR1020027014695A patent/KR100793496B1/ko not_active IP Right Cessation
- 2001-04-27 AU AU2001259243A patent/AU2001259243B2/en not_active Ceased
- 2001-04-30 AR ARP010102050A patent/AR028922A1/es active IP Right Grant
- 2001-05-02 MY MYPI20012041A patent/MY138835A/en unknown
- 2001-05-02 TW TW090110508A patent/TW587095B/zh not_active IP Right Cessation
-
2002
- 2002-10-28 NO NO20025176A patent/NO20025176D0/no not_active Application Discontinuation
- 2002-11-01 ZA ZA200208905A patent/ZA200208905B/en unknown
-
2005
- 2005-03-09 US US11/076,233 patent/US7195741B2/en not_active Expired - Fee Related
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
CN1307288C (zh) | 2007-03-28 |
KR100793496B1 (ko) | 2008-01-14 |
NO20025176L (no) | 2002-10-28 |
DE60134020D1 (de) | 2008-06-26 |
CA2404977A1 (en) | 2001-11-15 |
MY138835A (en) | 2009-07-31 |
EP1299504B1 (en) | 2008-05-14 |
AU2001259243B2 (en) | 2005-02-17 |
TW587095B (en) | 2004-05-11 |
WO2001085872A2 (en) | 2001-11-15 |
WO2001085872A3 (en) | 2002-02-28 |
ZA200208905B (en) | 2003-10-15 |
AU5924301A (en) | 2001-11-20 |
NO20025176D0 (no) | 2002-10-28 |
MXPA02010825A (es) | 2004-10-15 |
US7102050B1 (en) | 2006-09-05 |
US20050152814A1 (en) | 2005-07-14 |
EP1299504A2 (en) | 2003-04-09 |
US7195741B2 (en) | 2007-03-27 |
KR20020093115A (ko) | 2002-12-12 |
BR0110469A (pt) | 2003-04-08 |
ATE395396T1 (de) | 2008-05-15 |
CN1633493A (zh) | 2005-06-29 |
AR028922A1 (es) | 2003-05-28 |
JP2003532782A (ja) | 2003-11-05 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
ES2306712T3 (es) | Procedimiento de conversion de compuestos oxigenados en olefinas mediante un reactor de multiples columnas ascendentes. | |
ES2305562T3 (es) | Reactor con multiples columnas ascendentes y transporte consolidado. | |
ES2293010T3 (es) | Reactor de columna ascendente multiple con retorno de catalizador centralizado. | |
US8299314B2 (en) | Method and system for regenerating catalyst from a plurality of hydrocarbon conversion apparatuses | |
ES2345766T3 (es) | Procedimiento para preparar olefinas. | |
AU2001259243A1 (en) | Multiple riser reactor | |
EP1833946B1 (en) | Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content | |
US7396971B2 (en) | Two stage hydrocarbon conversion reaction system | |
US7214636B2 (en) | Catalyst regenerator for reducing entrained catalyst loss | |
US7829750B2 (en) | Fluidizing a population of catalyst particles having a low catalyst fines content | |
ES2226943T3 (es) | Metodo para convertir productos oxigenados en olefinas. |