NO169064B - Fremgangsmaate for omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til hydrokarboner anriket paa lette olefiner - Google Patents
Fremgangsmaate for omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til hydrokarboner anriket paa lette olefiner Download PDFInfo
- Publication number
- NO169064B NO169064B NO855293A NO855293A NO169064B NO 169064 B NO169064 B NO 169064B NO 855293 A NO855293 A NO 855293A NO 855293 A NO855293 A NO 855293A NO 169064 B NO169064 B NO 169064B
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- catalyst
- methanol
- starting material
- layer
- zeolite
- Prior art date
Links
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 73
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 37
- 239000007858 starting material Substances 0.000 title claims description 15
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 title description 27
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims description 54
- 239000002245 particle Substances 0.000 claims description 47
- 239000010457 zeolite Substances 0.000 claims description 24
- HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N dioxosilane;oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Si]=O.O=[Al]O[Al]=O HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 21
- 229910021536 Zeolite Inorganic materials 0.000 claims description 20
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 claims description 19
- 230000008569 process Effects 0.000 claims description 19
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims description 16
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims description 15
- LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N Dimethyl ether Chemical compound COC LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 14
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims description 13
- 239000012530 fluid Substances 0.000 claims description 12
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 8
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 claims description 8
- 230000007704 transition Effects 0.000 claims description 7
- 239000013078 crystal Substances 0.000 claims description 4
- 239000011148 porous material Substances 0.000 claims description 2
- 238000007865 diluting Methods 0.000 claims 1
- 238000005243 fluidization Methods 0.000 description 17
- 239000000047 product Substances 0.000 description 16
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 13
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 10
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N Propene Chemical compound CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 10
- 239000000843 powder Substances 0.000 description 10
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 9
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 8
- 239000010419 fine particle Substances 0.000 description 8
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 8
- VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N Silicium dioxide Chemical compound O=[Si]=O VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 230000005587 bubbling Effects 0.000 description 6
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 5
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 5
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 5
- 230000033228 biological regulation Effects 0.000 description 4
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 4
- 239000000463 material Substances 0.000 description 4
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N aluminium oxide Inorganic materials [O-2].[O-2].[O-2].[Al+3].[Al+3] PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 3
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 3
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 3
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 3
- 239000000376 reactant Substances 0.000 description 3
- 238000011084 recovery Methods 0.000 description 3
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 3
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 3
- 239000000377 silicon dioxide Substances 0.000 description 3
- -1 aliphatic alcohols Chemical class 0.000 description 2
- 229910000323 aluminium silicate Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000000571 coke Substances 0.000 description 2
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 2
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 description 2
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 2
- 239000003085 diluting agent Substances 0.000 description 2
- SQNZJJAZBFDUTD-UHFFFAOYSA-N durene Chemical compound CC1=CC(C)=C(C)C=C1C SQNZJJAZBFDUTD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000446 fuel Substances 0.000 description 2
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 2
- 238000006384 oligomerization reaction Methods 0.000 description 2
- 239000011541 reaction mixture Substances 0.000 description 2
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 2
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 2
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 2
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000005299 abrasion Methods 0.000 description 1
- 230000002378 acidificating effect Effects 0.000 description 1
- 150000001335 aliphatic alkanes Chemical class 0.000 description 1
- 150000007824 aliphatic compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000008346 aqueous phase Substances 0.000 description 1
- 150000001491 aromatic compounds Chemical class 0.000 description 1
- 230000008901 benefit Effects 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- 230000015556 catabolic process Effects 0.000 description 1
- 238000004523 catalytic cracking Methods 0.000 description 1
- 230000008859 change Effects 0.000 description 1
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 1
- 239000003034 coal gas Substances 0.000 description 1
- 238000004939 coking Methods 0.000 description 1
- 238000004891 communication Methods 0.000 description 1
- 238000010924 continuous production Methods 0.000 description 1
- 229910052593 corundum Inorganic materials 0.000 description 1
- 230000004069 differentiation Effects 0.000 description 1
- 229910001873 dinitrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 1
- 150000002170 ethers Chemical class 0.000 description 1
- 239000003502 gasoline Substances 0.000 description 1
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 1
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000007654 immersion Methods 0.000 description 1
- 230000006872 improvement Effects 0.000 description 1
- 230000005764 inhibitory process Effects 0.000 description 1
- 229910052809 inorganic oxide Inorganic materials 0.000 description 1
- 230000010354 integration Effects 0.000 description 1
- 238000011835 investigation Methods 0.000 description 1
- 150000005673 monoalkenes Chemical class 0.000 description 1
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 1
- 230000001590 oxidative effect Effects 0.000 description 1
- TWNQGVIAIRXVLR-UHFFFAOYSA-N oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Al]O[Al]=O TWNQGVIAIRXVLR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000011236 particulate material Substances 0.000 description 1
- 230000000737 periodic effect Effects 0.000 description 1
- 238000012545 processing Methods 0.000 description 1
- 230000000750 progressive effect Effects 0.000 description 1
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 1
- 235000012239 silicon dioxide Nutrition 0.000 description 1
- 239000011949 solid catalyst Substances 0.000 description 1
- 239000007921 spray Substances 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 239000000725 suspension Substances 0.000 description 1
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 1
- 229910001845 yogo sapphire Inorganic materials 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
- C07C1/20—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon starting from organic compounds containing only oxygen atoms as heteroatoms
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
- C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
- C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
- C07C2529/40—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the pentasil type, e.g. types ZSM-5, ZSM-8 or ZSM-11
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
- Y02P30/20—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry using bio-feedstock
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
- Y02P30/40—Ethylene production
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Tires In General (AREA)
- Tea And Coffee (AREA)
- Catalysts (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Description
Denne oppfinnelse angår en fremgangsmåte for omdannelse av oksygenerte alifatiske forbindelser, såsom metanol og dimetyleter, til lavere olefiner. Spesielt tilveiebringer den en kontinuerlig fremgangsmåte til fremstilling av et olefinisk produkt rikt på C3<+->alkener, mens aromatiske forbindelser og eten som bi-produkter minimaliseres. I betraktning av tilgjengeligheten og de lave omkostninger ved syntetisk metanol og dens tilsvarende dehydratiseringsprodukt dimetyleter (DME), vil det bli lagt hovedvekt på disse oksygenater i den følgende beskrivelse av metanol-til-olefin-(MTO)-prosessen.
Forskjellige zeolittiske katalysatorer er egnet til omdannelse av metanol og andre lavere alifatiske alkoholer eller tilsvarende etere til olefiner. I det siste er interessen blitt rettet mot en katalytisk fremgangsmåte til omdannelse av metanol over ZSM-5-zeolitt-katalysatorer og satt i sammenheng med verdi-fulle hydrokarboner rike på eten og C3<+->alkener. Forskjellige fremgangsmåter er beskrevet i US-patenter 3 894 107, 3 928 483, 4 025 575, 4 252 479, 4 025 572 og i US-patentsøknad 388 768. Betydningen av metanol-til-olefin-(MTO)-fremgangsmåter, særlig for fremstilling av eten, er omtalt i Hydrocarbon Processing, november 1982, sider 117-120. Det er alminnelig kjent at MTO-fremgangsmåter kan optimaliseres under fremstilling av en hoved-fraksjon av C2-C4-olefiner; imidlertid kan det samtidig frem-stilles et betydelig C5<+->biprodukt, innbefattende polymetylben-zener såsom duren, som beskrevet i US-patent 4 025 576. Tidligere fremgangsmåte-forslag har innbefattet en separasjonsdel for utvinning av eten og andre gasser fra biproduktene vann og C5<+->hydrokarbonvæsker.
MTO-fremgangsmåter med fluidisert sj ikt tilveiebringer en viktig økonomisk enhet ved syntesen for fremstilling av forskjellige kjemikalier, brennstoffer og andre hydrokarbonprodukter fra kull og/eller naturgass. Som beskrevet i US-patentsøknader nr. 548 377 og 598 955, kan metanol, DME eller liknende omdannes til flytende brennstoffer, spesielt destillat, i en kontinuerlig f lertrinnsprosess, med integrering mellom hovedprosess-enhetene. Hydrokarbonolefin-utløpsstrømmen fra begynnelsestrinns-MTO-prosessen kan ledes til en katalytisk oligomeriseringsenhet. Skjønt C3+-monoolefinene lett omdannes ved sure ZSM-5-zeolittyper til olefiniske oligomerer, har eten tendens til å være mindre reak-tivt ved moderate temperaturer og kan fjernes fra oligomerise-ringssystemet. Således er minimalisering av etenfremstillingen og økning av C3+-olefiner i MTO-produktstrømmen fordelaktig, og dette er et hovedformål med den foreliggende oppfinnelse.
Det er funnet en fremgangsmåte til kontinuerlig omdannelse av oksygenert utgangsmateriale til hydrokarbon-produkter som overveiende består av lavere olefiner, hvor utgangsmaterialet ved forhøyet temperatur bringes i kontakt med et turbulent fluidisert sjikt av zeolitt-katalysator under omdannelsesbetingelser. For-bedringen omfatter at man holder det fluidiserte katalysatorsj ikt i en vertikal reaktor-kolonne med en turbulent reaksjonssone ved at damp av utgangsmateriale ledes oppover gjennom reaksjonssonen ved en hastighet som er større enn overgangshastigheten ved tett/tungt ("dense") sjikt til et turbulent-system og mindre enn transporthastigheten for den gjennomsnittlige katalysator-partikkel. En del forkokset katalysator uttas fra reaksjonssonen; ved oksydativ regenerering av den uttatte katalysator og tilbake-føring av regenerert katalysator til reaksjonssonen ved en hastighet slik at katalysator-aktiviteten reguleres, holdes molfor-holdet mellom propan og propen i hydrokarbon-produktet ved fra 0,04:1 til 0,1:1 under betingelser med hovedsakelig fullstendig omdannelse av utgangsmaterialet, og C3+-olefindannelse optimaliseres.
Nærmere bestemt omfatter oppfinnelsen en fremgangsmåte til omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til et hydrokarbonprodukt, omfattende følgende trinn: å føre varm utgangsmaterialedamp oppad gjennom et sjikt av zeolitt-katalysator som har en tilsynelatende partikkeldensitet på 0,9-1,6 g/cm<3>; et størrelsesområde på 1-150 pm; en gjennomsnittlig partikkelstørrelse på 20-100 pm; og som inneholder 10-25 vekt% partikler med en størrelse på under 32 pm;
å opprettholde betingelser med turbulent fluidisert sjikt gjennom reaktorsjiktet mellom overgangshastighet og transporthastighet med en overflatefluid-hastighet på 0,3-2 meter pr. sekund.
Fremgangsmåten er kjennetegnet ved at det fluidiserte sjikt av zeolitt-katalysatorpartikler holdes ved en temperatur på minst 475°C, hvilket gjør det mulig å oppnå et hydrokarbonprodukt som inneholder en hovedmengde av olefiner og som har et molforhold mellom C3+-olefiner og eten på minst 12:1.
Katalysatorens allsidighet muliggjør at den samme zeolitt kan anvendes både ved metanol-dehydratisering og olefindannelse. Mens det er mulig å anvende hovedsakelig forskjellige katalysatorer i flere trinn, er det fordelaktig å anvende en standard-ZSM-5 med et molforhold mellom silisiumdioksyd og aluminiumoksyd på 70:1 eller større i en fluidisert sjiktenhet med én gjennom-gang under omdannelse av 98-100 %, fortrinnsvis minst 99,5 %, av oksygenat-utgangsmaterialet.
De foretrukkede MTO-katalysatorer innbefatter de krystal-linske aluminiumsilikat-zeolitter med et forhold mellom silisiumdioksyd og aluminiumoksyd på minst 12 og en hemnings indeks på 1-12. Representativ for ZSM-5-zeolitt-typene er ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35 og ZSM-38. ZSM ér beskrevet i US-patent 3 702 886 og US-patent Re. 29 948; ZSM-11 er beskrevet i US-patent 3 709 979. US-patent 3 832 449 beskriver ZSM-12; US-patent 4 076 842 beskriver ZSM-23; US-patent 4 016 245 beskriver ZSM-35 og US-patent 4 046 839 beskriver ZSM-38. Disse formselektive zeolitter med middels porestørrelse er noen ganger kjent som porotektosilikater eller "Pentasil"-zeolitter.
Andre zeolitter, katalysatorer og fremgangsmåter som er egnet for omdannelse av metanol/DME til lavere olefiner, er beskrevet i US-patenter 4 393 265 og 4 387 263 og europeisk patent-søknad 0081683. Zeolitt ZSM-34 og ZSM-45 er kjente MTO-katalysatorer, som beskrevet i henholdsvis US-patent 4 086 186 og europeisk patentsøknad 833 05747.4. I tillegg til de foretrukkede aluminiumsilikater, kan borsilikat, ferrosilikat og "silikalitt"-materiåler anvendes.
ZSM-5-pentasil-zeolitt-typer er spesielt egnet i MTO-prosessen på grunn av sin regenererbarhet, lange levetid og stabi-litet under de meget strenge betingelser ved MTO-operasjoner. Vanligvis har zeolitt-krystallene en størrelse på 0,02-2 pm eller mer, idet store krystaller større enn 1 pm foretrekkes. For oppnåelse av den ønskede partikkelstørrelse for fluidisering i det turbulente system er zeolitt-katalysator-krystallene bundet med et egnet uorganisk oksyd såsom silisiumdioksyd eller aluminiumoksyd, under tilveiebringelse av en zeolitt-konsentrasjon på 5-90 vekt%. Ved en foretrukket utførelsesform av fremgangsmåten anvendes passende en 40 % ZSM-5-katalysator kalsinert med 60 % A1203.
Partikkelstørrelsesfordelingen kan være en betydelig faktor ved oppnåelse av total homogenitet ved fluidiseringen. Det er ønskelig å drive prosessen med partikler som vil blandes godt gjennom hele sjiktet. Store partikler med en partikkelstørrelse større enn 250 pm bør unngås, og det er fordelaktig å anvende et partikkelstørrelsesområde som i det vesentlige består av 1-150 pm. Gjennomsnittlig partikkelstørrelse er vanligvis 20-100 pm, fortrinnsvis 40-80 pm. Partikkelfordelingen kan for-økes ved at man har en blanding av større og mindre partikler innenfor det effektive område, og det er spesielt ønskelig å ha en betydelig mengde fine partikler. Nøyaktig regulering av for-delingen kan opprettholdes slik at man holder 10-25 vekt% av den totale katalysator i reaksjonssonen i størrelsesområdet mindre enn 40 pm. Denne klasse fluidiserbare partikler er klas-sifisert som Geldart-gruppe A. Følgelig reguleres fluidiserings-systemet slik at man sikrer drift mellom overgangshastigheten og transporthastigheten. Fluidiseringsbetingelsene er hovedsakelig forskjellig fra de betingelser som finnes i ikke-turbulente tunge/tette ("dense")-sjikt (for eksempel US-patent 4 423 274) eller transport-sjikt.
Fremgangsmåten er nedenfor beskrevet mer detaljert kun som eksempel under referanse til de medfølgende tegninger, hvor
fig. 1 er et skjematisk riss av et reaktorsystem med fluidisert sjikt;
fig. 2 er et grafisk diagram for typisk katalysator-fordel-ing i én vertikal reaktor;
fig. 3 er et diagram over utbytter for de lavere olefiner sammenstilt med forholdet mellom propan og propen;
fig. 4 er et PONA-fordelingsdiagram for hydrokarbon-produkt sett i forbindelse med fig. 3; og
fig. 5 viser virkningen av reaksjonstemperaturen på C2-C5-olefin-utbyttet sammenstilt med forholdet mellom propan og propen.
Det henvises til fig. 1 på tegningene. En reaktorbeholder 2 er vist forsynt med varmeveksler-rør 4. Det kan være flere ad-skilte varmeveksler-, vanndamp-dannende rørbunter slik at temperatur-regulering kan utføres adskilt over forskjellige deler av fluid-katalysatorsjiktet. Bunnen i rørene er anbrakt med mellom-rom over en fordelingsrist 8 for utgangsmaterialet tilstrekkelig til at de er fri for sprut-virkning ved det ifylte utgangsmateriale gjennom hullene i risten, som har liten diameter. Det sørges for uttak av katalysator ovenfor risten 8 gjennom en rør-ledning 10 forsynt med en strømningsreguleringsventil 12 for passasje til katalysator-regenerering. Det sørges også for at den delvis regenererte katalysator ledes til katalysator-fluidsjiktet i reaktoren ved en rørledning 14 forsynt med en strøm-ningsreguleringsventil 16. Den regenererte katalysator fylles i katalysatorsjiktet under den øvre grenseflate og tilstrekkelig langt nede til at det oppnåes god blanding i fluidsjiktet. Siden mengden regenerert katalysator som ledes inn i reaktoren er liten ved sammenligning, forstyrrer ikke temperaturen i den regenererte katalysator temperatur-fastsettelsene for reaktor-operasjonene i noen betydelig grad.
Metanol-utgangsmaterialet med eller uten fortynningsmiddel kan tilføres gjennom én eller flere åpninger 20 og 22 i en for-lenget bunndel i reaktoren. Metanolen kan i flytende tilstand ved passende hjelpemidler sprøytes inn i sjiktet over risten. Det tilførte metanol-utgangsmateriale i damptilstand kommer inn i beholderen ved inntaksinnretninger 2 0 og 22 i åpen forbindelse med kammer 24 under risten 8. Den tilførte metanol går gjennom reaktant-fordelingsrist 8 og inn i katalysatorsjiktet ved en hastighet som er tilstrekkelig til at det dannes en generelt oppover- strømmende suspensjon av reaktant og reaksjonsprodukt med katalysator-partiklene.
En flerhet av sekvensielt forbundne syklon-separatorer 30, 32 og 34 forsynt med neddykkingsben 36, 38 og 4 0 er anbrakt i en øvre del av reaktorbeholderen omfattende dispergert katalysator-fase 28.
Produkt-utløpsstrømmen fra metanolomdannelsen, adskilt fra katalysator-partikler i cyklon-separasjonssystemet, går deretter til et plenumkammer 42 før den uttas gjennom én eller flere åpninger 44 og 46. Produkt-utløpsstrømmen uttatt gjennom åpninger 44 og 46 avkjøles og separeres (i innretninger som ikke er vist) under utvinning av flytende hydrokarboner, gassformig materiale og vann omfattende noen fine katalysator-partikler. Siden omdannelsen av metanolen er minst 95 % og fortrinnsvis minst 99,5 %, behøver ikke vannfasen med ureagert metanol bearbeides for gjenvinning av ureagert metanol. Det oppnådde hydrokarbonprodukt omfattende olefiner og/eller aromatiske forbindelser, paraffiner og naftener, bearbeides deretter som fordret under tilveiebringelse av et ønsket bensin- eller høyere-kokende produkt.
Under optimaliserte MTO-tilstander har det turbulente sjikt en overflatedamphastighet på 0,3-2 meter pr. sekund. Ved høyere hastigheter kan iblanding av fine partikler bli altfor stor, og ved over 10 m/s kan hele sjiktet transporteres ut av reaksjonssonen. Ved høyere hastigheter kan dannelsen av store bobler være ugunstig for omdannelsen. Selv fine partikler kan ikke holdes effektivt i et turbulent sjikt ved under ca. 0,1 m/s.
Et passende mål for turbulent fluidisering er sjiktdensi-teten. Et typisk turbulent sjikt har en driftsdensitet på 100-300 kg/m<3>, målt ved bunnen av reaksjonssonen, idet det blir mindre tungt/tett mot toppen av reaksjonssonen på grunn av trykk-fall og partikkelstørrelses-differensiering. Denne densitet er vanligvis mellom den katalysatorkonsentrasjon som anvendes i tunge/tette sjikt og de dispergerte transportsystemer. Trykkdifferensial mellom to punkter som er vertikalt dispensert fra hverandre i reaktorko1onnen, kan måles for oppnåelse av den gjennomsnittlige sjiktdensitet ved en slik del av reaksjonssonen. I et fluidisert sjiktsystem hvor det anvendes ZSM-5-holdige partikler med en ren tilsynelatende densitet på 1,06 g/cm<3> og en pakket densitet på 0,85 g/cm<3>, er for eksempel en gjennomsnittlig densitet i det fluidiserte sjikt på 190-200 kg/m<3> tilfredsstil-lende. Ved den turbulens man får i det turbulente system for-bedres gass-væske-kontakten i den katalytiske reaktor, idet det tilveiebringes hovedsakelig fullstendig omdannelse og forøket selektivitet. Et hovedtrekk ved dette begrep er den dermed forbundne regulering av boblestørrelsen og karakteristiske boble-levetid. Bobler i den gassformige reaksjonsblanding er små, til-feldige og med kort levetid, idet dette således resulterer i god kontakt mellom de gassformige reaktanter og de faste katalysator-partikler.
En betydelig forskjell mellom fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse og oksygenat-omdannelses-fremgangsmåtene ifølge teknikkens stand er at operasjon i det turbulente fluidiseringssystem optimaliseres under dannelse av lavere C3<+->olefiner. En annen fordel ved drift på en slik måte er reguleringen av boble-størrelsen og levetiden, idet man således unngår forbipassering av gass i reaktoren i stor målestokk. Fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen er ikke avhengig av indre avbøyningsplater i reaktoren for boblestørrelses-regulerings-formål såsom de avbøyningsplater som anvendes ved fremgangsmåtene med tungt/tett sjikt ifølge teknikkens stand som omtalt ovenfor.
Fluidisering er en gass-faststoff-sammenbringningsprosess hvor et sjikt med findelte faste partikler løftes og agiteres ved en oppadgående gasstrøm. Fluidisering skjer i et sjikt av partikler når en oppadgående strøm av fluid gjennom mellomrommene i partikkelsjiktet oppnår et trykkdifferensial og friksjonsmot-st ands inkrement som overstiger partikkelvekten. Ved dette mini-mumspunkt for fluidisering løfter eller understøtter en økning i fluidhastigheten partiklene. Denne tilstand omtales som begyn-nende oppdrift, siden partiklene ved denne fluidhastighet frem-deles er så nær at de idet vesentlige ikke har noen bevegelighet. Når det er ønskelig å skape homogenitet i sjiktet, kan fluidhastigheten økes til det punkt at bobler eller hulrom blåses inn i sjiktet som så kraftig blandes ettersom boblene stiger. Den økede fluidhastighet ved hvilken bobler først dannes, kalles boblingsbegynnelseshastigheten. Forskjellene mellom et boblende tungt/tett sjikt og et turbulent sjikt kan anskueliggjøres ved henvisning til fig. 2, som viser en typisk sjiktdensitetsprofil for et tungt/tett sjikt med lav hastighet (brutt linje), med en ganske skarp knekk ved et vertikalt punkt i reaktoren. I mot-setning til dette minsker densiteten (p) i det turbulente sjikt (heltrukket linje) ved en jevnere hastighet med stigende sjikt-høyde (h).
Tidligere er mange forskjellige materialer blitt utprøvet med undersøkelse av fluidiseringseffekter. Imidlertid ble det funnet at de konklusjoner som ble trukket ut fra data om fluidiseringen av ett partikkelformig materiale, ikke kunne anvendes for andre pulvere som hadde helt andre partikkelstørrelser og densiteter. Geldart [7 Powder Technology 285 (1973)] beskriver at oppførselen hos faststoffer fluidisert ved gasser faller i fire klart gjenkjennelige grupper, karakterisert ved forskjellen i densitet mellom de spesielle partikler og fluidiseringsfluidet og partiklenes middelstørrelse. Pulvere i Geldarts gruppe A opp-viser en tung/tett-faseekspansjon etter minimal fluidisering og før boblingen starter, pulvere i gruppe B bobler ved den mini-male fluidiseringshastighet; pulverne i gruppe C er vanskelig å fluidisere i det hele tatt; og pulverne i gruppe D kan danne stabile sprøytesjikt ("spouted beds"). Partikler som er egnet ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen såvel som til katalysatorer ved avgass-katalytisk krakking, er typiske pulvere i gruppe A, som vanligvis har en liten middel størrelse og/eller en lav tilsynelatende partikkeldensitet (for eksempel mindre enn 1,4 g/cm<3>). Disse pulvere ekspanderer betraktelig før bobling starter. Siden overflate-gasshastigheten økes i det tunge/tette sjikt, oppstår det etter hvert pluggingstilstander, og med en ytterligere økning i overflategass-hastigheten brytes pluggstrømningen ("slug flow") ned til et turbulent system. Den overgangshastighet ved hvilken dette turbulente system opptrer, viser seg å minske med partikkelstørrelsen. Det turbulente system strekker seg fra overgangshastigheten til den såkalte transporthastighet. (Yerushalmi et al, Further Studies of the Regimes of Fluidization, 24 Powder Tech. 187-205 (1979)). Etter hvert som man nærmer seg transporthastigheten er det en skarp økning i hastigheten for partikkeloverføring, og i fravær av faststoff-resirkulering kunne sjiktet hurtig bli tømt.
Overgangen fra boblende tungt/tett sjikt til turbulent fluidisering innbefatter en gradvis nedbrytning av store bobler til små bobler og hulrom, hvilket tilveiebringer en progressiv foran-dring mot en tilstand med større homogenitet. Fast blanding er kraftig, den gjensidige påvirkning mellom de to faser er sterk og kontakten mellom gass og faststoff er meget effektiv.
Siden det fluidiserte sjikt av zeolitt-katalysatoren som anvendes ifølge oppfinnelsen drives i det turbulente system, er gassreaksjonsblandingen til stede som små dispergerte bobler hvis eksistens er ytterst kort. Boblene beveger seg bare i en kort strekning siden de stadig brytes opp, løper sammen og dannes på nytt. Ved utførelse av fremgangsmåten er det derfor unødvendig å tilveiebringe avbøyningsplater i reaktorbeholderen slik som man ofte finner det nødvendig for regulering av de store bobler man finner i boblende tunge/tette fluidiserte sjikt, såsom slike som anvendes ved fremgangsmåtene ifølge teknikkens stand.
Flere egnede parametre bidrar til fluidisering i det turbulente sjikt ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen. Ved anvendelse av en zeolitt-katalysator av typen ZSM-5 i fin pulverform bør en slik katalysator omfatte zeolitten passende bundet eller impregnert på en egnet bærer med en faststoff-densitet (vekt av en representativ individuell partikkel dividert med dens tilsynelatende "utvendige" volum) i området 0,6-2 g/cm<3>, fortrinnsvis 0,9-1,6 g/cm<3>. Katalysatorpartiklene kan være i et vidt partik-kelstørrelsesområde opp til ca. 250 pm, med en gjennomsnittlig partikkelstørrelse på mellom 20 og 100 pm, fortrinnsvis i området 10-150 pm og med den gjennomsnittlige partikkelstørrelse mellom 4 0 og 80 pm. Når disse faste partikler anbringes i et fluidisert sjikt hvor overflatefluid-hastigheten er 0,3-2 m/s, oppnåes MTO-drift i det turbulente system. Den hastighet som er spesi-fisert her, er for drift ved et totalt reaktortrykk på 100-300 kPa. Ved høyere trykk kan det anvendes en lavere gasshastighet for sikring av drift i det turbulente fluidiseringssystem.
Reaktoren kan anta en hvilken som helst teknisk mulig form, men flere viktige kriterier bør taes i betraktning. Katalysatorsj iktet i reaktoren kan ha en høyde på minst 5-2 0 m, fortrinnsvis 9 m. Fine partikler kan inkorporeres i sjiktet, særlig på grunn av abrasjon, og de fine partikler kan medføres i produkt-gass-strømmen. Et typisk turbulent sjikt kan ha en katalysator-overførings-hastighet på opp til ca. 1,5 ganger reaksjonssone-inventaret pr. time. Hvis fraksjonen av fine partikler blir stor, kan en del av det overførte materiale fjernes fra systemet og erstattes med større partikler. Det foretrekkes å ha en finpartikkel-separator, såsom en cyklon eller et filter, anbrakt innenfor reaktor-helsen for gjenvinning av overført katalysator og kontinuerlig tilbakeføring av denne fraksjon til bunnen av reaksjonssonen for resirkulering ved en hastighet på ca. ett katalysator-inventar pr. time.
De følgende eksempler illustrerer oppfinnelsen.
En serie kontinuerlige metanolomdannelseskjøringer utføres i en vertikal reaktor-beholder under betingelser med turbulent fluidisert sj ikt under anvendelse av en katalysator omfattende ZSM-5 (alfa = 15) med 3-36 vekt% koks avsatt ved tidligere omdan-nelsesprosesser. Reaktoren er en vertikal kolonne med en turbulent reaksjonssone med høyde 9 m og som inneholder katalysator med en gjennomsnittlig partikkelstørrelse på 75-80 pm. Finpar-tiklene på under 40 pm kan variere fra 15 til 25 vekt%, og mindre enn 20 pm fra 3 til 7 %. Resultatene er oppført nedenfor:
Den gjennomsnittlige forkoksningshastighet er ca. 1,4 vekt%/ dag uten regenerering. Under disse kjøringer øker koksinnholdet i katalysatoren fra 3 vekt% i begynnelsen til 15, 17,7 og 35,6 % ved slutten av kjøringene. Kontinuerlig eller periodisk uttak av en forkokset katalysator-f raks jon anvendes for opprettholdelse av den ønskede aktivitet, som målt ved forsøksindeksen (RI), ut-trykt som forholdet mellom propan og propen. Mens nitrogengass anvendes for å vise effekten av et fortynningsmiddel, kan andre gasser anvendes for økning av oksygenat-partialtrykket, såsom vanndamp, hydrogen eller resirkuleringsgass av lette hydrokarboner, spesielt C1-C4-alkaner.
Metanol-gjennombrytning observeres ved høye romhastigheter og/eller lave RI-verdier. Mens 98-99,5 % omdannelse kan oppnåes i RI-området 0,04-0,06, oppnåes fullstendig omdannelse ved 0,06-0,1 RI.
Virkningen av katalysator-aktivitet, målt ved forholdet mellom propan og propen, er angitt på figurene 3 og 4 for en serie kjøringer utført i det turbulente sjikt ifølge eksempler 1-3, bortsett fra at gjennomsnittlig sjikt-temperatur holdes på ca. 482°C og metanol-partialtrykk holdes på ca. 100 kPa ved N2-til-setning. Fig. 3 viser hydrokarbonprodukt-utbytte for hver av C2-C5-olefinene, mens fig. 4 viser den totale produktfordeling.
Virkningen av prosesstemperatur er vist på fig. 5 for en annen lignende serie kjøringer ved 185 kPa under anvendelse av ufortynnet metanol-utgangsmateriale. Mens utbyttet av C2-C5-olefiner økes ved at man øker temperaturen fra 480 til 500°C, ble ikke disse utbytter forbedret ved en ytterligere økning i temperaturen til 52 0°C.
Claims (6)
1. Fremgangsmåte for omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til et hydrokarbonprodukt, omfattende følgende trinn: å føre varm utgangsmaterialedamp oppad gjennom et sjikt av zeolitt-katalysator som har en tilsynelatende partikkeldensitet på 0,9-1,6 g/cm<3>; et størrelsesområde på 1-150 pm; en gjennomsnittlig partikkelstørrelse på 20-100 pm; og som inneholder 10-25 vekt% partikler med en størrelse på under 32 pm; å opprettholde betingelser med turbulent fluidisert sjikt gjennom reaktorsjiktet mellom overgangshastighet og transporthastighet med en overflatefluid-hastighet på 0,3-2 meter pr. sekund,
karakterisert ved at det fluidiserte sjikt av zeolitt-katalysatorpartikler holdes ved en temperatur på minst 475°C, hvilket gjør det mulig å oppnå et hydrokarbonprodukt som inneholder en hovedmengde av olefiner og som har et molforhold mellom C3+-olefiner og eten på minst 12:1.
2. Fremgangsmåte ifølge krav 1,
karakterisert ved at det anvendes et fluidisert sjikt med densitet 100-300 kg/m<3>, målt ved bunnen av sjiktet, og hvor katalysatoren omfatter zeolitt-typen ZSM-5.
3. Fremgangsmåte ifølge krav 1 eller krav 2, karakterisert ved at det anvendes et utgangsmateriale som omfatter ubearbeidet metanol hvorav minst 98 vekt% omdannes i det turbulente sjikt som har en høyde på minst 9 meter.
4. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-3, karakterisert ved at det anvendes en katalysator som omfatter en pentasil-zeolitt med middels porestørrelse og med en tilsynelatende alfa-verdi på 3-50.
5. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-4, karakterisert ved at det anvendes katalysatorpartikler som omfatter 5-90 vekt% ZSM-5-zeolitt med en krystallstørrelse på 1-2 pm.
6. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-5, karakterisert ved at det anvendes utgangsmateriale som omfatter en hovedmengde metanol og opp til 50 mol% av en fortynnende gass, idet partialtrykket av metanol er 35-240 kPa.
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US06/687,045 US4547616A (en) | 1984-12-28 | 1984-12-28 | Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed |
Publications (3)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO855293L NO855293L (no) | 1986-06-30 |
| NO169064B true NO169064B (no) | 1992-01-27 |
| NO169064C NO169064C (no) | 1992-05-06 |
Family
ID=24758790
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO855293A NO169064C (no) | 1984-12-28 | 1985-12-27 | Fremgangsmaate for omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til hydrokarboner anriket paa lette olefiner |
Country Status (6)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4547616A (no) |
| EP (1) | EP0186396B1 (no) |
| AU (1) | AU586997B2 (no) |
| DE (1) | DE3572343D1 (no) |
| NO (1) | NO169064C (no) |
| ZA (1) | ZA859127B (no) |
Families Citing this family (84)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4547616A (en) * | 1984-12-28 | 1985-10-15 | Mobil Oil Corporation | Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed |
| US4746762A (en) * | 1985-01-17 | 1988-05-24 | Mobil Oil Corporation | Upgrading light olefins in a turbulent fluidized catalyst bed reactor |
| US4899014A (en) * | 1985-05-14 | 1990-02-06 | Avidan Amos A | Upgrading propene-ethene mixtures in a turbulent fluidized catalyst bed reactor |
| NZ217358A (en) | 1985-09-23 | 1988-11-29 | Mobil Oil Corp | Catalytic conversion of oxygenates into alkylated liquid hydrocarbons |
| LU86284A1 (fr) * | 1986-01-30 | 1987-09-03 | Belge Etat | Procede d'obtention d'ethylene a partir d'ethanol |
| US4855521A (en) * | 1987-01-23 | 1989-08-08 | Mobil Oil Corporation | Fluidized bed process for upgrading diene-containing light olefins |
| DE3867245D1 (de) * | 1987-01-23 | 1992-02-13 | Mobil Oil Corp | Verbesserung von diolefine enthaltenden kohlenwasserstoffen. |
| US4751339A (en) * | 1987-01-23 | 1988-06-14 | Mobil Oil Corporation | Zeolite catalysis process for conversion of diene-containing olefins to aromatic hydrocarbons |
| US4778661A (en) * | 1987-01-23 | 1988-10-18 | Mobil Oil Corporation | Upgrading diene-containing light olefins in a fluidized bed reactor |
| US4873390A (en) * | 1987-07-07 | 1989-10-10 | Uop | Chemical conversion process |
| US4899002A (en) * | 1988-07-25 | 1990-02-06 | Mobil Oil Corp. | Integrated staged conversion of methanol to gasoline and distillate |
| US5012026A (en) * | 1989-02-14 | 1991-04-30 | Mobil Oil Corp. | Turbulent fluid bed paraffin conversion process |
| US5059735A (en) * | 1989-05-04 | 1991-10-22 | Mobil Oil Corp. | Process for the production of light olefins from C5 + hydrocarbons |
| US4992611A (en) * | 1989-12-13 | 1991-02-12 | Mobil Oil Corp. | Direct conversion of C1 -C4 oxygenates to low aromatic distillate range hydrocarbons |
| GB2250027A (en) * | 1990-07-02 | 1992-05-27 | Exxon Research Engineering Co | Process and apparatus for the simultaneous production of olefins and catalytically cracked hydrocarbon products |
| 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 |
| US5817906A (en) * | 1995-08-10 | 1998-10-06 | Uop Llc | Process for producing light olefins using reaction with distillation as an intermediate step |
| US5744680A (en) * | 1995-08-10 | 1998-04-28 | Uop | Process for producing light olefins |
| US5990369A (en) * | 1995-08-10 | 1999-11-23 | Uop Llc | Process for producing light olefins |
| US5714662A (en) * | 1995-08-10 | 1998-02-03 | Uop | Process for producing light olefins from crude methanol |
| US5599955A (en) * | 1996-02-22 | 1997-02-04 | Uop | Process for producing propylene oxide |
| US6538167B1 (en) | 1996-10-02 | 2003-03-25 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process for producing light olefins |
| US6023005A (en) * | 1997-07-03 | 2000-02-08 | Exxon Chemicals Patents Inc. | Process for converting oxygenates to olefins using molecular sieve catalysts comprising desirable carbonaceous deposits |
| US6455747B1 (en) * | 1998-05-21 | 2002-09-24 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method for converting oxygenates to olefins |
| US5914433A (en) * | 1997-07-22 | 1999-06-22 | Uop Lll | Process for producing polymer grade olefins |
| US6455749B1 (en) | 1997-10-03 | 2002-09-24 | Exxonmobil Chemical Patents, Inc. | Method for increasing light olefin yield by conversion of a heavy hydrocarbon fraction of a product to light olefins |
| US6482999B2 (en) | 1999-02-17 | 2002-11-19 | Exxonmobil Chemical Patents, Inc. | Method for improving light olefin selectivity in an oxygenate conversion reaction |
| US6444868B1 (en) | 1999-02-17 | 2002-09-03 | Exxon Mobil Chemical Patents Inc. | Process to control conversion of C4+ and heavier stream to lighter products in oxygenate conversion reactions |
| US6869521B2 (en) * | 2002-04-18 | 2005-03-22 | Uop Llc | Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing |
| US7169293B2 (en) * | 1999-08-20 | 2007-01-30 | Uop Llc | Controllable space velocity reactor and process |
| US6166282A (en) * | 1999-08-20 | 2000-12-26 | Uop Llc | Fast-fluidized bed reactor for MTO process |
| US6437208B1 (en) | 1999-09-29 | 2002-08-20 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Making an olefin product from an oxygenate |
| US6303841B1 (en) | 1999-10-04 | 2001-10-16 | Uop Llc | Process for producing ethylene |
| US6391985B1 (en) | 1999-10-21 | 2002-05-21 | Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation | High condensing mode polyolefin production under turbulent conditions in a fluidized bed |
| US6506954B1 (en) | 2000-04-11 | 2003-01-14 | Exxon Mobil Chemical Patents, Inc. | Process for producing chemicals from oxygenate |
| US7102050B1 (en) | 2000-05-04 | 2006-09-05 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Multiple riser reactor |
| CN1221635C (zh) * | 2000-05-09 | 2005-10-05 | 埃克森美孚化学专利公司 | 用于将含氧化合物转化为烯烃的方法 |
| US6303839B1 (en) | 2000-06-14 | 2001-10-16 | Uop Llc | Process for producing polymer grade olefins |
| US6403854B1 (en) | 2000-10-19 | 2002-06-11 | Uop Llc | Two-stage quench tower for use with oxygenate conversion process |
| US6538162B2 (en) | 2001-01-30 | 2003-03-25 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method for converting alkanes to oxygenates |
| US7227048B2 (en) * | 2001-12-31 | 2007-06-05 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Converting oxygenates to olefins over a catalyst comprising acidic molecular sieve of controlled carbon atom to acid site ratio |
| US7781633B2 (en) * | 2001-12-31 | 2010-08-24 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method for converting an oxygenate feed to a light olefin |
| US6866771B2 (en) * | 2002-04-18 | 2005-03-15 | Uop Llc | Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with catalyst recycle |
| US6867341B1 (en) * | 2002-09-17 | 2005-03-15 | Uop Llc | Catalytic naphtha cracking catalyst and process |
| US7122160B2 (en) * | 2002-09-24 | 2006-10-17 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Reactor with multiple risers and consolidated transport |
| US7119241B2 (en) * | 2002-09-27 | 2006-10-10 | Exxonmobile Chemical Patents Inc. | Process for handling catalyst from an oxygenate to olefin reaction |
| 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 |
| US7317133B2 (en) * | 2002-11-21 | 2008-01-08 | Uop Llc | Process for enhanced olefin production |
| US6759489B1 (en) | 2003-05-20 | 2004-07-06 | Eastern Petrochemical Co. | Fluidized bed methods for making polymers |
| US20050204625A1 (en) * | 2004-03-22 | 2005-09-22 | Briscoe Michael D | Fuel compositions comprising natural gas and synthetic hydrocarbons and methods for preparation of same |
| US7268265B1 (en) | 2004-06-30 | 2007-09-11 | Uop Llc | Apparatus and process for light olefin recovery |
| US7686855B2 (en) * | 2004-09-08 | 2010-03-30 | Bp Corporation North America Inc. | Method for transporting synthetic products |
| US7622625B2 (en) | 2004-11-01 | 2009-11-24 | Uop Llc | Purge gas streams to stagnant zones within oxygenate-to-olefin reactor |
| US7423191B2 (en) * | 2004-12-16 | 2008-09-09 | Uop Llc | Method and system for catalytically converting oxygenates and regenerating and stripping catalyst |
| US7678954B2 (en) * | 2005-01-31 | 2010-03-16 | Exxonmobil Chemical Patents, Inc. | Olefin oligomerization to produce hydrocarbon compositions useful as fuels |
| US7678953B2 (en) * | 2005-01-31 | 2010-03-16 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Olefin oligomerization |
| US8481796B2 (en) * | 2005-01-31 | 2013-07-09 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Olefin oligomerization and compositions therefrom |
| US7692049B2 (en) * | 2005-01-31 | 2010-04-06 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon compositions useful for producing fuels and methods of producing the same |
| US7763766B2 (en) * | 2005-12-22 | 2010-07-27 | Uop Llc | Methanol-to-olefins process with reduced coking |
| US7741526B2 (en) * | 2006-07-19 | 2010-06-22 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Feedstock preparation of olefins for oligomerization to produce fuels |
| KR101193973B1 (ko) * | 2009-10-22 | 2012-10-24 | 현대엔지니어링 주식회사 | 고강도를 갖는 ｓａｐｏ-34 미소구형체 촉매, 이의 제조방법 및 이를 이용한 경질올레핀의 제조방법 |
| WO2011121613A2 (en) * | 2010-03-31 | 2011-10-06 | Indian Oil Corporation Ltd | A process for simultaneous cracking of lighter and heavier hydrocarbon feed and system for the same |
| CN102814151B (zh) | 2011-06-08 | 2014-02-26 | 富德（北京）能源化工有限公司 | 由含氧化合物制烯烃的流化床反应器和方法 |
| CN103664438B (zh) * | 2012-09-05 | 2015-12-09 | 中国石油化工股份有限公司 | 甲醇制低碳烯烃的方法 |
| DE102014112792A1 (de) * | 2014-09-05 | 2016-03-10 | L'Air Liquide Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Verfahren und Anlage zur Herstellung von Olefinen aus Oxygenaten |
| US9783463B2 (en) | 2014-09-30 | 2017-10-10 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Conversion of acetylene and methanol to aromatics |
| EP3018113A1 (en) | 2014-11-06 | 2016-05-11 | BP p.l.c. | Process and apparatus for the production of ethylene from carbon monoxide and hydrogen |
| PL3313806T3 (pl) | 2015-06-23 | 2021-07-26 | Uop Llc | Zintegrowany sposób pirolizy i przekształcania oksygenatu w olefinę |
| WO2017105869A1 (en) | 2015-12-16 | 2017-06-22 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Methods for upgrading olefin-containing feeds |
| WO2017127288A1 (en) | 2016-01-19 | 2017-07-27 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Naphtha production from refinery fuel gas |
| US9919983B2 (en) | 2016-06-22 | 2018-03-20 | Uop Llc | Processes and apparatuses for production of polypropylene |
| WO2018111542A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for converting methanol to gasoline |
| US20180171244A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Process for improving gasoline quality from cracked naphtha |
| WO2018111538A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Upgrading hydrocarbons using stoichiometric or below stoichiometric air for catalyst regeneration |
| US10646862B2 (en) | 2016-12-15 | 2020-05-12 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Upgrading fuel gas using stoichiometric air for catalyst regeneration |
| US20180171242A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for upgrading paraffins to gasoline |
| US10626338B2 (en) | 2016-12-15 | 2020-04-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for converting heavy oil to gasoline |
| AR111737A1 (es) | 2017-05-05 | 2019-08-14 | Dow Global Technologies Llc | Sistema de extracción de catalizador a granel y métodos para el uso del mismo |
| CN109694295B (zh) * | 2017-10-20 | 2021-10-01 | 中国石油化工股份有限公司 | 甲醇制芳烃反应过程中提高芳烃选择性的方法 |
| US10407631B2 (en) | 2017-11-14 | 2019-09-10 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Gasification with enriched oxygen for production of synthesis gas |
| US10400177B2 (en) | 2017-11-14 | 2019-09-03 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Fluidized coking with increased production of liquids |
| WO2019099247A1 (en) | 2017-11-14 | 2019-05-23 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Gasification with enriched oxygen for production of synthesis gas |
| US10589264B2 (en) | 2018-08-10 | 2020-03-17 | Uop Llc | Processes for controlling the partial regeneration of spent catalyst from an MTO reaction |
Family Cites Families (17)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4052479A (en) * | 1973-08-09 | 1977-10-04 | Mobil Oil Corporation | Conversion of methanol to olefinic components |
| US3894107A (en) * | 1973-08-09 | 1975-07-08 | Mobil Oil Corp | Conversion of alcohols, mercaptans, sulfides, halides and/or amines |
| US3894106A (en) * | 1973-08-09 | 1975-07-08 | Mobil Oil Corp | Conversion of ethers |
| US3928483A (en) * | 1974-09-23 | 1975-12-23 | Mobil Oil Corp | Production of gasoline hydrocarbons |
| DE2447625C3 (de) * | 1974-10-05 | 1978-11-02 | Bayer Ag, 5090 Leverkusen | Verfahren zur Herstellung elastischer Flächengebilde |
| US4025576A (en) * | 1975-04-08 | 1977-05-24 | Mobil Oil Corporation | Process for manufacturing olefins |
| US4025575A (en) * | 1975-04-08 | 1977-05-24 | Mobil Oil Corporation | Process for manufacturing olefins |
| US4025572A (en) * | 1976-05-12 | 1977-05-24 | Mobil Oil Corporation | Manufacture of hydrocarbons |
| US4083889A (en) * | 1977-05-26 | 1978-04-11 | Mobil Oil Corporation | Process for manufacturing ethylene |
| US4338475A (en) * | 1979-10-30 | 1982-07-06 | Mobil Oil Corporation | Converting alcohols to hydrocarbons |
| US4238631A (en) * | 1979-10-30 | 1980-12-09 | Mobil Oil Corporation | Fluid zeolite catalyzed conversion of alcohols and oxygenated derivatives to hydrocarbons by controlling exothermic reaction heat |
| EP0040015B1 (en) * | 1980-05-13 | 1986-06-11 | Imperial Chemical Industries Plc | Process for making olefins |
| US4431856A (en) * | 1980-09-29 | 1984-02-14 | Mobil Oil Corporation | Fluid zeolite catalyst conversion of alcohols and oxygenated derivatives to hydrocarbons |
| US4423274A (en) * | 1980-10-03 | 1983-12-27 | Mobil Oil Corporation | Method for converting alcohols to hydrocarbons |
| DE3145712A1 (de) * | 1981-11-19 | 1983-05-26 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur herstellung von olefinen durch umsetzung von methanol und/oder dimethylether |
| US4513160A (en) * | 1983-03-28 | 1985-04-23 | Mobil Oil Corporation | Process for the conversion of alcohols and oxygenates to hydrocarbons in a turbulent fluid bed reactor |
| US4547616A (en) * | 1984-12-28 | 1985-10-15 | Mobil Oil Corporation | Conversion of oxygenates to lower olefins in a turbulent fluidized catalyst bed |
-
1984
- 1984-12-28 US US06/687,045 patent/US4547616A/en not_active Expired - Fee Related
-
1985
- 1985-11-25 AU AU50313/85A patent/AU586997B2/en not_active Ceased
- 1985-11-28 ZA ZA859127A patent/ZA859127B/xx unknown
- 1985-12-13 DE DE8585309096T patent/DE3572343D1/de not_active Expired
- 1985-12-13 EP EP85309096A patent/EP0186396B1/en not_active Expired
- 1985-12-27 NO NO855293A patent/NO169064C/no unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| EP0186396B1 (en) | 1989-08-16 |
| NO855293L (no) | 1986-06-30 |
| US4547616A (en) | 1985-10-15 |
| EP0186396A2 (en) | 1986-07-02 |
| DE3572343D1 (en) | 1989-09-21 |
| EP0186396A3 (en) | 1986-08-20 |
| AU586997B2 (en) | 1989-08-03 |
| NO169064C (no) | 1992-05-06 |
| ZA859127B (en) | 1987-07-29 |
| AU5031385A (en) | 1986-07-03 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| NO169064B (no) | Fremgangsmaate for omdannelse av et utgangsmateriale omfattende metanol og/eller dimetyleter til hydrokarboner anriket paa lette olefiner | |
| AU608594B2 (en) | Feedstock preparation and conversion of oxygenates to olefins | |
| US5177279A (en) | Integrated process for converting methanol to gasoline and distillates | |
| US4935568A (en) | Multistage process for oxygenate conversion to hydrocarbons | |
| US3969426A (en) | Conversion of methanol to products comprising gasoline boiling components | |
| US4138440A (en) | Conversion of liquid alcohols and ethers with a fluid mass of ZSM-5 type catalyst | |
| US4590320A (en) | Conversion of methanol to olefins in a tubular reactor with light olefin co-feeding | |
| EP0190816B1 (en) | Process for converting oxygenates into liquid hydrocarbons | |
| US4827069A (en) | Upgrading light olefin fuel gas and catalytic reformate in a turbulent fluidized bed catalyst reactor | |
| US4423274A (en) | Method for converting alcohols to hydrocarbons | |
| AU2008327945B2 (en) | Process for the preparation of an olefinic product | |
| US4506106A (en) | Multistage process for converting oxygenates to distillate hydrocarbons with interstage ethene recovery | |
| US5028400A (en) | Feedstock preparation and reactor system for conversion to oxygenates to olefins | |
| US4689205A (en) | Multi-stage system for converting oxygenates to liquid hydrocarbons with aliphatic recycle | |
| JP2014531400A (ja) | 多段式バッフルを備えた流動床反応器 | |
| US4925996A (en) | Two stage process for catalytic conversion of olefins to higher hydrocarbons | |
| CA1205094A (en) | Process for the conversion of alcohols into petrochemicals | |
| US4898717A (en) | Multistage process for converting oxygenates to distillate hydrocarbons with interstage ethene recovery | |
| US5146032A (en) | Integrated process for converting methanol to gasoline and distillates | |
| CA1200564A (en) | Two-stage, zeolite catalyzed process for the conversion of alcohols to hydrocarbons | |
| US9120069B2 (en) | Process and reactor system for the preparation of an olefinic product | |
| US4605807A (en) | Process for catalytic conversion of ethylene to higher hydrocarbons | |
| US9340469B2 (en) | Catalyst return apparatus and process for reacting a feedstock | |
| US20170088488A1 (en) | Hydrocarbon Dehydrocyclization | |
| US7154015B2 (en) | Process for the production of propylene from olefinic streams |