使用微通道反應器將氣態烷烴轉化為液態烴的方法

專利名稱：使用微通道反應器將氣態烷烴轉化為液態烴的方法
使用微通道反應器將氣態烷烴轉化為液態烴的方法相關專利申請的交叉引用本申請是2010年11月30日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為液態烴的方法”的共同未決的美國專利申請系列號12/477，319的部分繼續申請，后者是2010年3月9日授權的題目為“將氣態烷烴轉化為烯烴的方法”的美國專利系列號7，674，941的部分繼續申請，最后者又是2008年4月30日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為烯烴和液態烴的方法”的美國專利申請系列號12/112，926的部分繼續申請，最最后者又是2005年10月19日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為烯烴和液態烴的方法”的美國專利申請系列號11/254，438的繼續申請，現已放棄，美國專利申請系列號11/254,438是2008年3月25日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為液態烴的方法”的美國專利系列號7，348，464的部分繼續申請，美國專利系列號7，348，464是2007年7月17日授權的題目為“將氣態烷烴轉化為液態烴的方法”的美國專利系列號7，244，867的部分繼續申請。本申請還要求2010年6月14日提交的美國臨時專利申請系列號61/354,546的優先權。通過引用將非臨時美國專利申請系列 號12/477，319和臨時專利申請系列號61/354，546中的每一個包括在本文中。本申請涉及以下共同未決的專利申請2008年6月13日提交的題目為“多溴化烷烴的氫化”的美國專利申請系列號12/139，135 ;2009年6月3日提交的題目為“使用用于溴回收的電解將氣態烷烴成為液體烴的溴基方法和系統”的美國專利申請系列號12/477，307 ；2009年7月13日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為液態烴的方法”的美國專利申請系列號12/502，024 ；2010年3月2日提交的題目為“分階段合成烷基溴的方法和系統”的美國專利申請系列號12/715，526 ;和2010年6月2日提交的題目為“將溴化氫轉化為單質溴”的美國專利申請系列號12/792，335;2010年11月30日提交的題目為“將氣態烷烴轉化為液態烴的方法”的美國專利申請系列號12/957，036 ;和2011年2月17日提交的題目為“分階段合成烷基溴的方法和系統”的美國專利申請系列號13/030,053。
背景技術：
本發明涉及將低分子量的氣態烷烴轉化為可用作燃料或化學品(例如潤滑劑和燃料添加劑)生產中的燃料或單體和中間體的烯烴、較高分子量的烴或其混合物的方法，更具體地，在一個或多個實施方案中，涉及使用一個或多個微通道反應器的方法，其中，含有低分子量烷烴的氣體與溴反應，以至少生成烷基溴，該烷基溴在催化劑存在下反應以生成生成溴化氫和烯烴、更高分子量烴或它們的混合物，且至少一部分該溴化氫被轉化為溴，該溴可用在所述方法中。全世界已經發現了大量主要由甲烷和其它輕質烷烴構成的天然氣。發現天然氣的地區中很多是遠離居住區的，而居住區有重要的氣體管道設施或對天然氣的市場需求。由于天然氣的低密度，通過管道以氣體形式或者作為容器中的壓縮氣體傳送它是昂貴的。因此，對于可以以氣體形式輸送天然氣的距離存在實際的和經濟上的限制。天然氣的低溫液化(常稱為“LNG”)常用來更經濟地遠距離輸送天然氣。但是，該LNG方法昂貴，并且只有少數國家裝備了有限的再氣化設施以進口 LNG。甲烷的另一個用途是用以生產甲醇的方法中的進料。甲醇在商業上是通過在高溫(例如，約1000°c )下將甲烷轉化為合成氣(CC^PH2)(通常稱為“syn-gas”)然后在高壓(約100個大氣壓)下合成來制備的。有多種技術用于由甲烷生產合成氣。其中包括蒸氣-甲烷重整(SMR)、部分氧化(POX)、自熱重整(ATR)、氣-熱重整(GHR)以及它們的各種組合。關于各種方法都存在優點和缺點。例如，SMR和GHR通常在高溫高壓下操作，通常超過600°C，并且是吸熱反應，因此需要昂貴的含有用昂貴的重整催化劑填充的專門的耐熱和抗腐蝕合金傳熱管的爐或反應器，以及由反應器外部的來源提供的高溫熱，如SMR中常采用的由天然氣的燃燒提供的高溫熱。POX和ATR方法在高壓和甚至更高的溫度下操作，通常溫度超過1000°C，并且使用放熱反應器，其中大部分烴進料轉化為CO2并且必須排除或回收大量的高溫廢熱，因此需要復雜且昂貴的具有耐高溫襯里的反應器和高壓廢熱鍋爐來淬滅和冷卻所述合成氣流出物。并且，大量的資本成本和大量的電能需要用來將氧氣或空氣壓縮到這些高壓的工藝過程中。因此，由于涉及高溫和高壓，通常認為合成氣技術是昂貴的，導致甲醇產品的高成本，該成本限制了其更高價值的使用，例如作為化學原料和溶劑。此夕卜，合成氣的生產在熱力學和化學上是低效的，由此產生大為過量的廢熱和不需要的二氧化碳，這降低了工藝的碳轉化效率。還可以應用費-托氣-液(GTL)技術將合成氣轉化為 重質液態烴，但是在目前情況下該方法的投資費用高于其它的方法類型。在每種情況下，合成氣的生產占到這些甲烷轉化方法的資本費用的大部分，并且限制了這些方法可以達到的最大碳效率。人們提出了關于常規生產合成氣作為生產甲醇或更高分子量烴的途徑的很多備選方法。然而，迄今這些備選方法由于各種原因都沒有達到工業規模。一些以前的備選的現有技術方法涉及使低級烷烴(例如甲烷)與金屬鹵化物反應生成烷基鹵化物和鹵化氫，它們可以與氧化鎂反應生成相應的烷醇。使用氯作為鹵素的甲烷鹵化導致對單甲基鹵化物(CH3Cl)的差選擇性，反而生成不需要的副產物例如CH2Cl2和CHC13。認為它們難于轉化或者要求對單程轉化率的嚴格的限制，從而要求很高的回收率。其它現有技術方法提出甲烷的催化氯化或溴化作為生產合成氣(CO和H2)的備選方法。為了改善生產甲醇的整體方法中甲烷鹵化步驟的選擇性，一種方法教導了通過金屬溴化物的熱分解產生的溴在過量烷烴存在下將烷烴溴化的應用，這導致對單鹵代中間體例如甲基溴的改善的選擇性。為了避免利用移動固體的流化床的缺點，該方法利用金屬氯化物水合物和金屬溴化物的循環液體混合物。其它方法也都能通過使用溴化反應達到對單鹵代中間體的高選擇性。通過在移動固體的循環床中與金屬氧化物反應，將生成的烷基溴中間體例如甲基溴化物進一步轉化為相應的醇和醚。這類方法的另一個實施方案通過利用分四步循環操作的含有金屬溴化物/氧化物固體的固定床的分區反應器容器避免了移動床的缺點。雖然某些醚例如二甲醚(DME)是有前景的柴油機燃料替代物，但是迄今為止，目前還沒有DME的實際市場，所以將需要昂貴的額外的催化法轉化步驟將DME轉化為當前市場化產品。圍繞對合成氣生產需要還提出了其它方法，例如Olah的美國專利號4，467，130，其中使用超強酸催化劑通過催化縮合將甲烷催化縮合成汽油沸程的烴。但是，這些早期的備選方法中沒有一種形成工業化方法。在某些情況下，可以在各種形式的結晶鋁硅酸鹽(也稱為沸石)上將取代的烷烴，特別是甲醇，轉化為烯烴和汽油沸程的烴。在甲醇轉化為汽油(MTG)的方法中，使用擇形沸石催化劑ZSM-5將甲醇轉化為汽油。因此，可以使用常規技術將煤或甲烷氣轉化為甲醇，隨后轉化為汽油。然而由于甲醇生產的高成本，在現有的或預計的汽油價格下，認為MTG法在經濟上不可行。所以，存在需要將見于各種氣體進料中的甲烷和其它烷烴轉化為烯烴、更高分子量烴或其混合物的經濟方法，由于它們具有更高價值并且能更經濟地運輸，從而顯著地有助于開發遠距離的天然氣儲備。發明概述為了實現上述和其它目標以及根據本發明的目的，如本文體現和一般描述的那樣，本發明的一個特征是一種方法，該方法包括使溴與低分子量烷烴反應以生成包含烷基溴的溴化產物，并使所述烷基溴在含有催化劑的微通道反應器中反應，以生成烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物。本發明的另一特征是一個系統，其包括第一反應器，用于使溴與與低分子量烷烴反應以生成包含烷基溴的溴化產物；和微通道反應器，用于使所述烷基溴在催化劑的存在下反應，生成烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物。·
本發明的仍另一特征是一種方法，其包括使溴與低分子量烷烴在微通道反應器中反應以生成包含烷基溴的溴化產物，并使所述烷基溴在催化劑的存在下反應，以生成烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物。本發明的還一特征是一個系統，其包括微通道反應器，用于使溴與與低分子量烷烴反應以生成包含烷基溴的溴化產物；和第二反應器，用于使所述烷基溴在催化劑的存在下反應，生成烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物。本發明的還一特征是一種方法，其包括使烷基溴在催化劑的存在下反應以生成溴化氫和烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物；和，通過使所述溴化氫與金屬氧化物在微通道反應器中反應以至少生成金屬溴化物，來從所述烴產物中除去所述溴化氫。本發明的還一特征是一個系統，其包括第一反應器，用于使烷基溴在催化劑的存在下反應以生成溴化氫和烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物；和，微通道反應器，其用于使所述溴化氫與金屬氧化物反應以至少生成金屬溴化物，從而從所述烴產物中除去所述溴化氫。本發明的還一特征是一種方法，其包括使溴與氣態烷烴在至少約2. 5 1的甲烷與溴摩爾比下接觸，以生成包含烷基溴的溴化產物；并使所述烷基溴與C2+烴在催化劑存在下在微通道反應器中反應，以將存在于所述烷基溴中的至少一部分二溴化烷烴和三溴化烷烴轉化為單溴化烷烴。本發明的還又一特征是一個系統，其包括第一反應器，用于使溴與氣態烷烴在至少約2. 5 1的甲烷與溴摩爾比下接觸，以生成包含烷基溴的溴化產物；和，微通道反應器，用于使所述烷基溴與C2+烴在催化劑存在下在微通道反應器中反應，以將存在于所述烷基溴中的至少一部分二溴化烷烴和三溴化烷烴轉化為單溴化烷烴。本發明的還又一特征是一種方法，其包括在微通道反應器中加熱處于氧化價態的金屬溴化物的至少一部分，以至少生成溴蒸氣和處于還原價態的金屬溴化物；和，在第二反應器中使至少一部分處于還原價態的金屬溴化物與溴蒸氣接觸，以生成處于氧化態的金
屬溴化物。本發明的還又一特征是一個系統，其包括含有處于氧化價態的金屬溴化物的第一微通道反應器；和，含有處于還原價態的金屬溴化物的第二反應器。附圖簡述并入本說明書并且構成本說明書的一部分的附圖舉例說明了本發明的實施方案，并與本說明書一起用來解釋本發明的原理。在附圖中圖I是本發明方法的簡化方框流程圖；圖2是本發明方法的一個實施方案的示意圖；
圖3是本發明方法的另一個實施方案的示意圖；圖4A是本發明方法的另一個實施方案的示意圖；圖4B是圖4A中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，它描繪了在氧化階段用氧氣代替空氣可采用的備選操作方案；圖5A是圖4A中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，其中流過金屬氧化物床的流動反向；圖5B是圖5A中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，它描繪了在氧化階段用氧氣代替空氣可采用的備選操作方案；圖6A是本發明方法的另一個實施方案的示意圖；圖6B是圖6A中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，它描繪了在氧化階段用氧氣代替空氣時可采用的備選操作方案；圖7是本發明方法的另一個實施方案的示意圖；圖8是圖7中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，其中流過金屬氧化物床的流動反向；圖9是本發明方法的另一個實施方案的示意圖；

圖10是根據本發明的一個實施方案為了減少多溴化烷烴的生成而配置的本發明方法的簡化方框流程圖；圖11是根據本發明的另一個實施方案為了減少多溴化烷烴的生成而配置的本發明方法的簡化方框流程圖；圖12是圖7和8中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，并且根據圖10的方框流程圖進一步配置，并入串聯配置的變換反應器；圖13是圖7和8中示出的本發明方法的實施方案的示意圖，并且根據圖10的方框流程圖進一步配置，并入并聯配置的變換反應器；圖14是對于改變本發明的溴化階段中使用的甲烷與溴的摩爾比，單溴化選擇性的圖；圖15是對于改變本發明的溴化階段中使用的甲烷與溴的摩爾比，單溴化選擇性對平均停留時間的圖；圖16是根據本發明的一個實施方案加入了串聯配置的催化變換反應器(catalytic shift reactor)以減少多溴化燒烴的生成而配置的本發明方法的示意圖；圖17是根據本發明的另一個實施方案加入了串聯配置的催化變換反應器以減少多溴化烷烴的生成而配置的本發明方法的示意圖；圖18是根據本發明的進一步實施方案加入了并聯配置的催化變換反應器以減少多溴化烷烴的生成而配置的本發明方法的示意圖19是根據本發明的更進一步實施方案加入了并聯配置的催化變換反應器以減少多溴化烷烴的生成而配置的本發明方法的示意圖；圖20是對于改變本發明方法的實施方案的溴化階段中甲烷對時間，碳效率和單溴化選擇性的圖；圖21是對于改變本發明方法的一個實施方案的溴化階段中使用的溫度，碳效率和單溴化選擇性的圖；圖22是本發明的方法和系統中使用的微通道反應器模塊的透視圖；圖22A是圖22的微通道反應器模塊的局部視圖；和圖23是安裝了外殼的微通道反應器模塊的局部剖開的透視圖。 優選實施方案詳述如本文所使用的術語“更高分子量烴”指包含C3鏈和更長烴鏈的烴。在一些實施方案中，更高分子量烴可直接用作產品(例如，LPG，發動機燃料等)。在其它情況中，更高分子量烴流可用作中間產品或用于進一步加工的原料。在其它情況中，可以進一步處理更高分子量烴，例如以生產汽油級燃料、柴油級燃料和燃料添加劑。在一些實施方案中，通過本發明方法獲得的更高分子量烴可以直接用作具有相當大的芳香族化合物含量的發動機汽油燃料、作為混合燃料、或者作為用于進一步加工的原料，如生產芳香族聚合物如聚苯乙烯或者相關聚合物的方法中的芳香族化合物進料，作為用于生產聚烯烴的方法中的烯烴進料。如本文所使用的術語“烯烴”指含有2至6個碳原子和至少一個碳-碳雙鍵的烴。如果需要可以進一步處理烯烴。例如，在一些情況中，通過本發明方法生產的烯烴可以在聚合反應中進一步反應(例如，使用茂金屬催化劑的反應)以生產聚烯烴，其可用于許多終產物如塑料或合成潤滑劑中。更高分子量烴、烯烴或其混合物的最終用途可以取決于下文討論的方法中的低聚反應部分中使用的具體催化劑以及該方法中采用的操作參數。其它用途借助于本公開對本領域的技術人員將是顯而易見的。在一些實施方案中，本發明包括使進料氣流與來自于適合溴源的溴反應以生產烷基溴。如本文所使用的，術語“烷基溴”指單_、二 -和三-溴化烷烴以及這些烷烴的組合。多溴化烷烴包括二溴化烷烴、三溴化烷烴及其混合物。然后這些烷基溴可以在適合的催化劑上反應，從而生成烯烴、更高分子量烴或其混合物。低分子量烷烴可用作本文所述方法中的原料。低分子量烷烴的適合的來源可以是天然氣。如本說明書中所使用的，術語“低分子量烷烴”指甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷或這些單獨的烷烴中的兩種或多種的混合物。低分子量烷烴可以來自于任何適合的來源，例如，提供低分子量烷烴的任何氣體源，不論是天然存在的還是合成制備的。用于本發明方法的低分子量烷烴來源的實例包括但不限于天然氣、煤層甲烷、再氣化的液化天然氣、由氣體水合物和/或籠形包合物(chlathrate)得到的氣體、由有機物質或生物質的無氧分解得到的氣體、在焦油砂的加工中得到的氣體和合成制備的天然氣或烷烴。這些低分子量烷烴來源的組合在一些實施方案中也是適合的。在一些實施方案中，可能是理想的是，對進料氣進行處理以除去不需要的物質如硫化合物和二氧化碳。在任何情況中，重要的是應注意，對于本發明的方法進料氣中少量的二氧化碳例如小于約2mol%可以容許。可以用于本發明各個實施方案中的適合的溴源包括但不限于單質溴、溴化物鹽、溴化氫水溶液、金屬溴化物鹽等。組合可能是適合的，但是如本領域技術人員所認識到的，使用多種來源可能存在另外的復雜情況。下文描述了本發明方法的某些實施方案。盡管認為的主要方面并且已經如認為其發生的那樣詳細描述了的是所述方法中涉及的主要化學反應，但是應理解副反應也可能發生。不應該認為本文沒有討論的任何特定的副反應意味著該反應沒有發生。相反，討論的那些不應該認為是窮舉的或限制性的。另外，盡管給出了圖解說明本發明方法的某些方面的附圖，但是這些附圖不應看作是對本發明任何特定方法的限制。圖I舉例說明了概括性描述本發明方法的方框流程圖，該流程圖描述了本發明方法的某些實施方案的一些方面。根據如圖I中舉例說明的本發明方法的一般描述，在烷基溴轉化階段由進料氣和再循環氣流的混合物組成的含有低分子量烷烴的氣流與干燥溴蒸氣反應生成烷基溴和溴化氫。所得到的烷基溴在溴化氫存在下在適合的催化劑上反應生成烯烴、更高分子量烴或其混合物。生成的具體烯烴和更高分子量烴取決于烷基溴轉化階段所使用的催化劑、引入到該階段中的烷基溴的組成和該階段中所采用的確切的操作參數。在溴化氫(HBr)去除階段使溴化氫與烯烴、更高分子量烴或其混合物的混合物與水溶液接 觸以從烯烴和更高分子量烴中除去溴化氫。在該HBr去除階段，得到的其中溶解有溴化氫的水溶液還與進料氣接觸以從水溶液中除去任何殘留的烴。將進料氣、殘留的烴和烯烴、更高分子量烴或其混合物傳送到脫水和產物回收單元，在這里將水從剩余的組分除去。然后將進料氣與主要是甲烷和乙烷的烴與烯烴、更高分子量烴或其混合物分離并傳送到本發明的烷烴溴化階段。從脫水和產物回收階段得到剩余的烯烴、更高分子量烴或其混合物用作燃料、燃料混合物或用于其它石油化學品或燃料的加工。如圖I進一步概括性舉例說明的，將含有溴化氫的水溶液傳送到溴化物氧化階段。用于與烯烴、更高分子量烴或其混合物接觸的水溶液可以是水、含有溶解的溴化氫的水，或者可以含有部分氧化的金屬溴化物鹽。在含有溶解的溴化氫的水溶液的情況下，在所述方法的溴化物氧化階段可以將該溶液氣化然后通過部分氧化的金屬溴化物鹽的床。在含有部分氧化的金屬溴化物鹽的水溶液的情況下，溶于該水溶液中的溴化氫被部分氧化的金屬溴化物鹽中和生成金屬溴化物鹽和水。然后在本發明的溴化物氧化階段得到的金屬溴化物鹽與氧氣或空氣接觸生成單質溴和部分氧化的金屬溴化物鹽，所述單質溴可以作為干燥溴蒸氣被再循環到烷烴溴化階段，部分氧化的金屬溴化物鹽可用于將水溶液中和并除去溴化氫，所述水溶液用于與所述方法生產的烯烴、更高分子量烴或其混合物接觸。也可以從該階段除去廢水。參照圖2，在約I巴至約75巴的范圍內的壓力下將包含低分子量的烷烴的氣流(在某些實施方案中其可以包括進料氣和再循環氣流的混合物)可以經由管線、管道或導管62輸送或傳送，與經由管線25和泵24輸送的干燥溴液混合，通入熱交換器26，液溴在此處氣化。然后低分子量烷烴和干燥溴蒸氣的混合物進料到反應器30。優選地，在被引入到反應器30的混合物中，低分子量烷烴與干燥溴蒸氣的摩爾比大于約2. 5:1，更優選大于約4:1，且最優選大于約7: I。反應器30可以有入口預熱區28，其可以將混合物加熱至范圍為約250°C至約400°C的反應引發溫度。在第一反應器30中，低分子量烷烴與干燥溴蒸氣在范圍為約250°C至約600°C的溫度和范圍為約I巴至約80巴、且更優選約I巴至30巴的壓力下發生放熱反應，從而產生氣態烷基溴和溴化氫蒸氣。如對于本領域技術人員借助于本公開顯而易見的是，第一反應器30中的溴化反應應是放熱反應或催化反應。可以用于第一反應器30中的適合催化劑的非限制性實例包括鉬、鈀或負載型非化學計量金屬氧齒化物，如FeOxBry*FeOxCly*負載型金屬氧鹵化物，如 Olah 等人，J. Am. Chem. Soc. 1985，107，7097-7105 中描述的 TaOF3>NbOF3>ZrOF2, SbOF30由于溴化反應的放熱性質，認為操作溫度范圍的上限可能大于進料混合物被加熱到的反應引發溫度范圍的上限。在甲烷的情況下，認為根據下列概括性總反應發生甲基溴化物的生成CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)由于氣相溴化反應的自由基機理，還生成了二溴甲烷和一些三溴甲烷以及其它烷基溴。但是，由于第一反應器30中采用的烷烴與溴比率，根據本發明方法的該反應經常以對甲基溴化物相對高度的選擇性發生。例如，在甲烷的溴化的情況下，認為約6:1的甲烷與溴比率將對單鹵代甲基溴化物的選擇性增加到平均約88%，取決于反應條件，如停留時間、 溫度和湍流混合。在這些條件下，在溴化反應中可能生成一些二溴甲烷和接近檢測限的僅極少量的三溴甲烷。如果采用約2.6:1的較低的甲烷與溴比率，則對單鹵代甲基溴化物的選擇性取決于其它反應條件可能降到約65至75%的范圍。在明顯小于約2. 5:1的甲烷與溴比率下，出現甲基溴化物不能接受的低選擇性，而且觀察到不希望的二溴甲烷、三溴甲烷和碳灰明顯生成。對于達到這種對單鹵代甲基溴化物的選擇性必要的反應物在第一反應器30中的停留時間是相對短的并且在絕熱反應條件下可以短到1-5秒。較高級烷烴如乙烷、丙烷和丁烷也可以被溴化，得到單和多溴代物質如乙基溴化物、丙基溴化物和丁基溴化物。此外，在一些實施方式中，進料到第一反應器30中的干燥溴蒸氣基本上是無水的。申請人已經發現，至少在某些情況下這是優選的，這是由于看起來從第一反應器30中的溴化步驟除去基本上全部水蒸氣，基本上排除了不需要的二氧化碳的生成。這可以提高烷烴溴化生成烷基溴的選擇性，因此可能消除了從烷烴生成二氧化碳時產生的大量廢熱。可以經由管線31從第一反應器排出包含烷基溴和溴化氫的流出物。該流出物在流到第二反應器34以前可以在熱交換器32中被部分冷卻。流出物在熱交換器34中被部分冷卻到的溫度，當希望烷基溴在第二反應器34中被轉化為更高分子量烴時，在約150°C至約390°C的范圍，或者當希望烷基溴在第二反應器34中被轉化為烯烴時，在約150°C至約450°C的范圍。第二反應器34被認為對烷基單位進行脫鹵化氫和低聚化從而生成包含烯烴、更高分子量烴或其混合物的產物，在第二反應器34中，在約150°C至約450°C的溫度范圍和范圍為約I至80巴的壓力下、在適合的催化劑上烷基溴進行放熱反應生成希望的產物(例如烯烴和更高分子量烴)。反應器34中使用的催化劑可以是適合于催化溴化烷烴轉化為產物烴的各種材料中的任一種。在某些實施方案中，第二反應器34可以包括催化劑的固定床33。在某些情況特別是大規模的應用中也可以使用合成催化劑的流化床，并且具有某些優點，如不斷除去焦炭和對產物組成的穩定選擇性。適合的催化劑的實例包括相當廣泛的材料，該材料具有作為酸性離子交換劑的常見功能并且還含有合成的結晶鋁硅酸鹽氧化物骨架。在某些實施方案中，結晶鋁硅酸鹽氧化物骨架中的一部分鋁可以被鎂、硼、鎵和/或鈦代替。在某些實施方案中，結晶鋁硅酸鹽氧化物骨架中的一部分硅可以任選被磷代替。結晶鋁硅酸鹽催化劑通常在結晶鋁硅酸鹽氧化物骨架結構內具有明顯的陰離子電荷，其可以被例如選自H、Li、Na、K或Cs的組或者Mg、Ca、Sr或Ba的組或者La或Ce的組的元素的陽離子平衡。盡管可能通常以鈉形式得到沸石催化劑，但是優選質子或氫形式(通過用氫氧化銨離子交換，然后煅燒)或者也可以使用混合的質子/鈉形式。沸石還可以通過用其它堿金屬陽離子如Li、K或Cs、用堿土金屬陽離子如Mg、Ca、Sr或Ba、用過渡金屬陽離子如Fe、Ni、Cu、Mn、V、W或者用稀土金屬陽離子La或Ce進行離子交換來改性。這種后來的離子交換可以置換電荷平衡性反離子，但還可以部分置換氧化物骨架中的離子，從而導致氧化物骨架的結晶構造(crystalIinemake-up)和結構的改性。結晶招娃酸鹽或經取代的結晶招娃酸鹽可以包括微孔或中孔結晶鋁硅酸鹽，但是在某些實施方案中可以包括合成的微孔結晶沸石，例如，為MFI結構如ZSM-5。而且，在某些實施方案中，隨后可以用Mg、Ca、Sr、Ba、La或Ce鹽的水溶液浸潰結晶鋁硅酸鹽或取代的結晶鋁硅酸鹽。在某些實施方案中，所述鹽可以是齒化物鹽(如溴化物鹽，如MgBr2XeBr3)或者已發現能減小堿性結晶鋁硅酸鹽或取代的鋁硅酸鹽催化劑的失活速率的其它具有路易斯酸功能的固體化合物。任選地，結晶鋁硅酸鹽或取代的結晶鋁硅酸鹽還可以含有金屬態的約O. I至約I重量％Pt、約O. I至5重量％Pd或約O. I至約5重量％Ni。雖然這類材料最初主要是結晶的，但是應注意由于最初的離子交換或浸 潰或者由于在反應條件下或在再生期期間操作，一些結晶催化劑可能經歷一些結晶度的損失，從而還可能含有明顯的無定形特性，并仍保持顯著的、在某些情況下改善的活性。第二反應器34中使用的具體催化劑將取決于例如希望得到的具體產物烴。例如，當希望得到主要含有C3、C4和C5+汽油沸程芳香族化合物和重質烴餾分的產物烴，則可以使用ZSM-5沸石催化劑。當希望生產包含烯烴和C5+產物混合物的產物烴，則可以使用X-型或Y-型沸石催化劑或SAPO沸石催化劑。適合的沸石的實例包括X-型如IO-X或Y-型沸石，然而在本發明的實施方案中可以使用具有不同孔徑和酸度的其它沸石。除了催化劑之外，第二反應器34的操作溫度是決定反應對所希望的具體產物的選擇性和轉化率的重要參數。例如，當使用X型或Y型沸石催化劑并希望產生烯烴時，在約250°C至500°C范圍內的溫度下操作第二反應器34是適合的。可選擇地，在約250°C至450°C的稍低的溫度范圍操作的包括ZSM-5沸石催化劑的實施方案中，在第二反應器中發生了環化反應，從而使C7+餾分主要含有取代的芳香族化合物和主要是C3至C5+范圍的輕質烷烴。令人驚訝的是，在產物中發現了極少的乙烷或C2-C3烯烴成分。在升高溫度接近400°C下、含有甲基溴化物的氣體混合物在ZSM-5催化劑上以范圍為約100至ZOOOhr—1的GHSV反應的實施例中，甲基溴化物轉化率增加到約90%至98%或更大的范圍，然而對C5+烴的選擇性下降而對所述方法的輕質產物的選擇性顯著增加。在超過550°C的溫度下，認為可以出現甲基溴化物對甲烷和碳質、焦炭的高度轉化率。在約350°C至450V的優選操作溫度范圍內，作為反應的副產物，在操作中隨著時間的推移可在催化劑上積聚更少量的焦炭。焦炭積聚可能是個問題，這是由于它可以引起在數小時，直至數百小時范圍內催化劑活性的下降，取決于反應條件和進料氣的組成。認為與甲烷的生成相關的、高于約400°C的更高反應溫度有利于烷基溴的熱裂化以及碳或焦炭的形成，于是增加催化劑失活的速率。反之，在所述范圍下限、特別是低于約350°C的溫度，也可能由于重質產物從催化劑解吸的速率減小而有助于失活。所以，在第二反應器34內約350°C至約450°C范圍內，但優選在約375°C至約425°C范圍內的操作溫度，使所需C5+烴的提高的選擇性以及由于更少的碳質焦炭形成或重質產物在催化劑上的積聚導致的更低的失活速率與更高的單程轉化率之間得到了平衡，這使需要的催化劑的量、循環速率和設備尺寸最小化。在一些實施方案中，可以周期性將催化劑原位再生。一種適合的再生催化劑的方法是使反應器34與常規工藝流隔離，在約I巴至約5巴范圍內的壓力、約400°C至約650°C范圍內的高溫下，經由管線70用惰性氣體吹掃該催化劑。這將在實際可行的范圍內除去未反應的烷基溴和催化劑上吸附的重質烴產物。任選地，然后通過在約I巴至約5巴范圍內的壓力、約400°C至約650°C范圍內的高溫下，經由管線70向反應器34中添加空氣或惰性氣體稀釋的氧對催化劑進行氧化。在再生期期間，可以經由管線75從反應器34中排出二氧化碳和殘余的空氣或惰性氣體。在大多數情況下，優選將再生廢氣從反應器34經由管線75傳遞到工藝的氧化部分(未示出)，從而由催化劑上吸附的HBr或烷基溴的氧化得到的痕量溴可以被回收并再用于工藝中。可以經由管線35從第二反應器34中排出包含溴化氫和烯烴、更高分子量烴或其混合物的來自于反應器34的流出物。如果需要可以將它冷卻到0°C至約100°C范圍內的溫度(例如，在交換器36中)。所述流出物可以與管線12內的來自烴汽提塔47的蒸氣流 出物合并，所述蒸氣流出物含有進料氣和通過與烴汽提塔47中的進料氣接觸而汽提出的殘余烴。然后可以將合并的蒸氣混合物通入滌氣器38，在此處它可以與濃縮的部分氧化的金屬溴化物鹽的水溶液接觸，該溶液包含通過任何方式(如泵42)經由管線41被輸送到滌氣器38的金屬氫氧化物、金屬氧化物、金屬氧-溴化物或這些物質的混合物。優選的溴化物鹽是Fe (III)、Cu(II)或Zn(II)鹽或其混合物，因為這些金屬不太昂貴并且在約120°C至約180°C范圍內的較低溫度下容易氧化，允許使用玻璃內襯的或含氟聚合物內襯的設備。然而，如本領域技術人員所認識到的，在本發明的方法中Co(II)、Ni(II)、Mn(II)、V(II)、Cr(II)或能形成可氧化的溴化物鹽的其它過渡金屬也是適合的。可選擇地，也形成可氧化的溴化物鹽的堿土金屬如Ca(II)或Mg(II)同樣也可以是適合的。任選地，可以將漆氣器38內冷凝的任何液態烴撇出并排入管線37中，然后加入到管線54中的離開產物回收單元52的液態烴中。將溴化氫溶于水溶液，然后被金屬氫氧化物、金屬氧化物、金屬氧-溴化物或這些物質的混合物中和，生成金屬溴化物鹽的溶液和水。可以經由管線44將它從滌氣器38中除去。本發明的方法可以采用任何適用于處理天然氣或煉廠氣流以回收產物如烯烴和更高分子量烴的脫水和液體回收方法，例如固體床干燥劑吸附后接著冷凍冷凝，低溫膨脹或者循環吸收油或其它溶劑。在一些實施方案中，作為流出物從滌氣器38排出的含有烯烴、更高分子量烴或其混合物的殘余蒸氣流經由管線39運送到脫水器50，以經由管線53從蒸氣流除去基本上所有的水。可以經由管線53將水從脫水器50除去。可以進一步將包含烯烴、更高分子量烴或其混合物的干燥蒸氣流通入產物回收單元52 (例如，經由管線51)，以回收管線54中的作為液體產物的烯烴、C5+汽油沸程烴餾分或其混合物。可以將來自產物回收單元52的殘余蒸氣流出物分離為可以用作工藝的燃料的吹掃氣流57以及可以經壓縮機58壓縮的再循環殘余蒸氣。從壓縮機58釋放出的再循環殘余蒸氣可以被分為至少兩部分。如果需要，可以經由管線62輸送第一部分(等于進料氣摩爾體積的至少2. 5倍)以與通過泵24傳送的干燥液溴合并，在交換器26內被加熱以將溴氣化，并進料入第一反應器30。可以將第二部分經由管線63從管線62引出(可以通過控制閥60調節)，其速率為足夠稀釋進入反應器34的烷基溴濃度和吸收反應熱以使反應器34保持在選定的操作溫度、優選約350°C至約450°C范圍內。在大多數情況下，該溫度范圍看起來使轉化率對選擇性最大化并使碳沉積引起的催化劑失活速率最小化。因此，由再循環的蒸氣流出物提供的稀釋作用，除了使第二反應器34中的溫度適中以外，還能夠控制第一反應器30中的溴化選擇性。任選地，可以經由管線44將從滌氣器38排出的含金屬溴化物鹽的水溶液通入烴汽提塔47，在此處例如通過與經由管線11輸送的入流進料氣接觸而從水相汽提殘余的溶解烴。汽提工序之后，汽提的水溶液可以經由管線65從烴汽提塔47輸送到熱交換器(例如，熱交換器46)以冷卻到約0°C至約70°C范圍內的溫度。將汽提水溶液冷卻可能是理想的，因為它可以壓縮水溶液的溴化氫蒸氣壓，從而使其到氧化排出流67的損失最小化或基本消除。然后可以將冷卻的汽提水溶液通入到吸收器48，在此處可以從管線67中的排出流回收殘余的溴。該回收的溴在所述方法中可以再循環并再次使用。可以經由管線49將來自滌氣器48的水溶液流出物輸送到熱交換器40以氣化和/或預熱到約100°C至約600°C范圍內、并且最優選約120°C至約180°C范圍內的溫度，然后 通入第三反應器16。可以通過鼓風機或壓縮機13經由管線10以環境壓力至約5巴范圍的壓力將氧氣或空氣運送到底部加熱的溴汽提塔14以從水中汽提殘余的溴。水是在管線64中從汽提塔14除去的，并與來自脫水器50的水流53合并形成管線56中的水流出物，其被從工藝中除去。經由管線15將離開溴汽提塔14的氧氣或空氣送入反應器16，該反應器16在約環境壓力至約5巴范圍內的壓力和在約100°C至約600°C范圍內、但最優選在約120°C至約180°C范圍內的溫度下操作，以便氧化金屬溴化物鹽的水溶液而生成單質溴和金屬氫氧化物、金屬氧化物、金屬氧-溴化物或這些物質的混合物。如上所述，雖然可以單獨或與其它溴化物鹽組合使用任何可氧化的溴化物鹽，但是優選的溴化物鹽的金屬是Fe (III)、Cu(II)或Zn(II)或其混合物，因為這些金屬不太昂貴并且在約120°C至約180°C范圍內的較低溫度下容易氧化，允許使用玻璃內襯的或含氟聚合物內襯的設備。可選擇地，可以使用也能形成可氧化的溴化物鹽的堿土金屬，如Ca(II)或Mg(II)。溴化氫與這樣生成的金屬氫氧化物、金屬氧化物、金屬氧-溴化物或這些物質的混合物反應，再次生成金屬溴化物鹽和水。反應器16中的熱交換器18提供熱量以在啟動期間對溶液進行預熱，并且可以提供熱量以補充反應熱從而從反應器16蒸發水和汽提溴。所以，總反應導致第一反應器30和第二反應器34中產生的溴化氫凈氧化，通過在催化循環中操作的金屬溴化物/金屬氧化物或金屬氫氧化物催化而生成液相中的水和單質溴。在金屬溴化物是Fe(III)Brf的情況下，認為反應是I) Fe (+3a) +6Br (-a) +3H (+a) +3/202 (g) =3Br2 (g) +Fe (OH) 32) 3HBr (g) +H20=3H (+a) +3Br (-a) +H2O3) 3H (+a) +3Br (-a) +Fe (OH) 3=Fe (+3a) +3Br (-a) +3H20在冷凝器20內，在約0°C至約70°C范圍內的溫度和在約環境壓力至約5巴范圍內的壓力下，冷卻作為蒸氣經由管線19從第三反應器16的出口離開的單質溴和水和任何殘余的氧或氮(如果將空氣用作氧化劑)，以使溴和水冷凝，并通入三相分離器22。在三相分離器22中，由于液態水對溴具有有限的溶解度，相當于約3重量％，所以冷凝的任何額外的溴都形成單獨的、較密的液溴相。但是，液溴相具有對水顯著更低的溶解度，相當于小于O. 1%。所以，可輕易通過下列方式獲得基本上干燥的溴蒸氣，即，將液溴和水冷凝，通過簡單的物理分離潷去水，隨后將液溴再氣化。經過泵24將液溴從三相分離器22泵送入管線25中至足以與蒸氣流62混合的壓力。于是在工藝中回收和再循環溴。殘余的氧或氮和沒有冷凝的任何殘余的溴蒸氣從三相分離器22流出并經由管線23通入溴滌氣器48，在此處通過溶解到金屬溴化物水溶液流65中并通過與金屬溴化物水溶液流65中被還原的金屬溴化物反應而回收殘余的溴。經由管線27從分離器22除去水并導入汽提塔14。在本發明的另一個實施方案中，參照圖3，經由管線、管道或導管162輸送或傳送由進料氣和循環氣流的混合物構成的、壓力在約I巴至約30巴范圍內、含有低分子量烷烴的氣流，與經由泵124輸送的干燥溴液體混合并通入熱交換器126，在此處液溴被氣化。低分子量烷烴和干燥溴蒸氣的混合物可以進料到反應器130。優選地，導入反應器130的混合物中低分子量烷烴與干燥溴蒸氣的摩爾比大于約2. 5:1，更優選大于約4:1，并且最優選大于約7:1。任選地，反應器130具有一個入口預熱器區128，它可以將所述混合物加熱到約 250 V至約400 °C范圍內的反應引發溫度。在第一反應器130內，在約250°C至約600°C范圍內的較低溫度以及在約I巴至約30巴范圍內的壓力下，低分子量烷烴與干燥溴蒸汽進行放熱反應產生氣態烷基溴和溴化氫蒸氣。如借助于本公開對本領域技術人員顯而易見的是，第一反應器30中的溴化反應可以是均相氣相反應或非均相催化反應。可以用于第一反應器30中的適合催化劑的非限制性實例包括鉬、鈀或負載型非化學計量金屬氧鹵化物，如FeOxBry或FeOxCly或負載型金屬氧鹵化物，如 Olah 等人，J. Am. Chem. Soc. 1985，107，7097-7105 中描述的 TaOF3、NbOF3、ZrOF2、SbOF30由于溴化反應的放熱性質，操作溫度范圍的上限大于進料混合物被加熱到的反應引發溫度范圍的上限。在甲烷的情況下，認為根據下列一般總反應發生甲基溴化物的生成CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)由于氣相溴化反應的自由基機理，還生成了二溴甲烷和一些三溴甲烷以及其它烷基溴。但是，由于第一反應器130中采用的烷烴與溴比率，根據本發明方法的該反應經常以對甲基溴化物相對高的選擇性發生。例如，在甲烷的溴化的情況下，認為約6:1的甲烷與溴比率將對單鹵代甲基溴化物的選擇性增加到平均約88%，取決于反應條件，如停留時間、溫度和湍流混合。在這些條件下，在溴化反應中可能生成一些二溴甲烷和接近檢測限的僅極少量的三溴甲烷。如果采用約2.6:1的較低的甲烷與溴比率，則對單鹵代甲基溴化物的選擇性取決于其它反應條件可能降到約65至75%的范圍。在明顯小于約2. 5:1的甲烷與溴比率下，出現甲基溴化物不能接受的低選擇性，而且觀察到不希望的二溴甲烷、三溴甲烷和碳灰明顯生成。對于達到這種對單鹵代甲基溴化物的選擇性必要的反應物在第一反應器130中的停留時間是相對短的并且在絕熱反應條件下可以短到1-5秒。較高級的烷烴如乙烷、丙烷和丁烷也可以被溴化，得到單和多溴代物質如乙基溴化物、丙基溴化物和丁基溴化物。此外，在一些實施方式中，進料到第一反應器130中的干燥溴蒸氣基本上是無水的。申請人已經發現，至少在某些情況下這是優選的，這是由于看起來從第一反應器130中的溴化步驟除去基本上全部水蒸氣，基本上消除了不需要的二氧化碳的生成。這可以提高烷烴溴化生成烷基溴的選擇性，因此可能消除了從烷烴生成二氧化碳時產生的大量廢熱。可以經由管線131從第一反應器130排出包含烷基溴和溴化氫的流出物。在一些實施方案中，該流出物在到達第二反應器134以前可以在熱交換器132中被部分冷卻到約150°C至約500°C范圍內的溫度。流出物在熱交換器132中被部分冷卻到的溫度，當希望烷基溴在第二反應器134中轉化為更高分子量烴時在約150°C至約400°C的范圍，或者當希望烷基溴在第二反應器134中轉化為烯烴時約150°C至約450°C的范圍。認為第二反應器134將得到的烷基這部分脫齒化氫并對其低聚化從而生成包含烯烴、更高分子量烴或其混合物的產物。可以對第二反應器134中使用的催化劑和反應器134的操作溫度進行選擇以獲得如上對于反應器34所述的所需烴產物。在某些實施方案中，第二反應器134可以包含催化劑的固定床133。在某些情況特別是較大規模的應用中也可以使用合成催化劑的流化床，并且可以具有某些優點，如不斷除去焦炭和對產物組成的穩定選擇性。可以通過下列方法周期性將催化劑原位再生使反應器134與常規工藝流隔離，在約I巴至約5巴范圍內的壓力和400°C至約650°C范圍內的高溫下經由管線170用惰性氣體吹掃，以在實際可行的范圍內除去催化劑上吸附的未反應的物質，然后通過經由管線170 向反應器134中添加空氣或惰性氣體稀釋的氧在約I巴至約5巴范圍內的壓力、約400°C至約650°C范圍內的高溫下將沉積的碳氧化成C02。在再生期期間，經由管線175從反應器134中排出二氧化碳和殘余的空氣或惰性氣體。在大多數情況下，優選將再生廢氣從反應器134經由管線175通到工藝的氧化段(未示出)，從而由催化劑上吸附的HBr或烷基溴的氧化得到的痕量溴可以回收并再用于工藝中。經由管線135從第二反應器134中排出包含溴化氫、和更高分子量烴、烯烴或其混合物的流出物，在交換器136中將其冷卻到約0°C至約100°C范圍內的溫度，并與管線112內的來自烴汽提塔147的蒸氣流出物合并。然后將混合物通入滌氣器138，并與通過任何適合的方式(如泵143)經由管線164輸送到滌氣器138的經汽提的再循環水接觸，并在熱交換器155中冷卻到約0°C至約50°C范圍內的溫度。滌氣器138內冷凝的任何液態烴產物可以撇去并作為液流137排出，并加入到液態烴產物154中。溴化氫在滌氣器138內溶于水溶液中，其經由管線144從滌氣器138除去，并通入烴汽提塔147，在此處通過與進料氣111接觸而汽提出溶于水溶液中的殘余烴。在熱交換器146中將來自于烴汽提塔147的經汽提的水相流出物冷卻到約0°C至約50°C范圍內的溫度，然后經由管線165將其通入吸收器148，在此處由排出流167回收殘余的溴。含有烯烴、更高分子量烴或其混合物的殘余蒸氣相作為流出物從滌氣器138排出并經由管線139運送到脫水器150，以從氣流除去基本上所有的水，以防止在產物回收單元152中形成液態水、凍結或形成水合物。可以經由管線153將水從脫水器150除去。可以進一步經由管線151將含有烯烴、更高分子量烴或其混合物的干燥蒸氣流通入產物回收單元152，以回收烯烴、更高分子量烴餾分或其混合物作為管線154中的液態產物。如本領域技術人員所知的，在本發明的實施方案中可以采用任何用于處理天然氣或煉廠氣流并回收烯烴的常規脫水和液體回收方法，例如固體床干燥劑吸附后接著冷凍冷凝，低溫膨脹或者循環吸收油或其它溶劑。然后可以將來自產物回收單元152的殘余蒸氣流出物分為可以用作工藝的燃料的吹掃氣流157以及經壓縮機158壓縮的再循環殘余蒸氣。從壓縮機158排出的再循環殘余蒸氣被分為兩部分。等于至少2. 5倍進料氣體積的第一部分經由管線162輸送，與在管線125中傳送的液態溴合并，并通入到熱交換器126，在此處液溴氣化，并進料入第一反應器130。經由管線163將第二部分從管線162排出并通過控制閥160調節，其速率為足夠稀釋進入反應器134的烷基溴濃度和吸收反應熱以使反應器134保持在選定的操作溫度、優選約350°C至約450°C范圍內，以便使轉化率對選擇性最大化并使由于碳沉積引起的催化劑失活速率最小化。因此，由再循環的蒸氣流出物提供的稀釋使得除了能夠使第二反應器134中的溫度適中以外，還能夠控制第一反應器130中的溴化選擇性。可以通過任何適合的裝置或方法(例如，經由壓縮機113)以約環境壓力至約5巴的壓力將氧氣、富氧空氣或空氣110加入到溴汽提塔114。在從水中汽提出殘余的溴是有利的情況下，這可能是理想的。汽提出的水可以經由管線164離開汽提塔114并且可以被分成至少兩部分。可以經由管線164將第一部分經汽提的水再循環，在熱交換器155中冷卻到約20°C至約50°C范圍內的溫度，并且通過任何適合的方式如泵 143保持在足以進入滌氣器138的壓力下。這樣選擇再循環的這部分水以使經由管線144從滌氣器138去除的溴化氫溶液流出物具有約10%至約50%以重量計的范圍的溴化氫、但更優選約30%至約48%以重量計的范圍的濃度，以使交換器141和預熱器119中必須蒸發的水量最小化并使得到的酸上的HBr蒸氣壓最小化。將來自汽提塔114的第二部分水從管線164去除并經由管線156從工藝中去除。來自于滌氣器148的水溶液流出物中含有的經溶解的溴化氫可以與離開溴汽提塔114的管線115內的氧氣、富氧空氣或空氣混合。可以例如通過熱交換器141和預熱器119將混合物蒸發并預熱至約120°C至約600°C的范圍內、并且最優選約150°C至約250°C范圍內的溫度。一旦被蒸發并預熱，就可以將混合物加入到含有金屬溴化物鹽或金屬氧化物的第三反應器117中。可以使用任何適合的溴化物鹽或溴化物鹽的組合。優選的溴化物鹽或金屬氧化物的金屬是Fe (III)、Cu(II)或Zn (II)或其混合物。在氧化反應器117中可以以濃縮的水溶液使用金屬溴化物鹽，或者優選地，可以將濃縮的鹽水溶液浸滲到多孔的、低至中表面積、耐酸的惰性載體如硅膠中。更優選地,將10至20%以重量計的范圍內的氧化物形式的金屬沉積在惰性載體上，例如具有5至200m2/g范圍內的比表面積的氧化鋁上。氧化反應器117在約環境壓力至約5巴范圍內的壓力和在約100°C至600°C范圍內、但最優選在約130°C至350°C范圍內的溫度下操作；此處，金屬溴化物被氧所氧化，生成單質溴和金屬氫氧化物、金屬氧化物或金屬氧-溴化物，或者在負載型金屬溴化物鹽的情況下生成金屬氧化物，或者在水可能主要以蒸氣存在的情況下更高溫度和更低壓力下操作時生成金屬氧化物。在任一情況下，溴化氫與金屬氫氧化物、金屬氧-溴化物或金屬氧化物反應并被中和，再生金屬溴化物鹽并生成水。所以，總的反應導致在第一反應器130和第二反應器134中產生的溴化氫的凈氧化為單質溴和水蒸氣，由催化循環中操作的金屬溴化物/金屬氫氧化物或金屬氧化物催化。當所述金屬溴化物是水溶液中的Fe(III)Biv并且在水可能呈液態存在的壓力和溫度范圍內操作時，認為反應是I) Fe (+3a) +6Br (-a) +3H (+a) +3/202 (g) =3Br2 (g) +Fe (OH) 3
2) 3HBr (g) +H20=3H (+a) +3Br (-a) +H2O3) 3H (+a) +3Br (-a) +Fe (OH) 3=Fe (+3a) +3Br (-a) +3H20當所述金屬溴化物是負載在惰性載體上的CU(II)Br2，并且在水可能主要以蒸氣形式存在的較高溫度和較低壓力條件下操作時，認為反應是I) 2Cu (II) Br2=2Cu (I) Br+Br2 (g)2) 2Cu(I)Br+02(g) =Br2 (g) +2Cu(II)O
3) 2HBr (g) +Cu (II) O=Cu (II) Br2+H20 (g)以蒸氣形式離開第三反應器117的出口的單質溴和水和任何殘余的氧氣或氮氣(如果空氣或富氧空氣用作氧化劑)經由管線127輸送，并在交換器141的第二側和冷凝器120中被冷卻到約0°C至約70°C范圍內的溫度，其中溴和水被冷凝并通入三相分離器122。在三相分離器122內，由于液態水對溴具有有限的溶解度，相當于約3%重量，任何冷凝的額外的溴都形成單獨的、較密的液溴相。但是，液溴相具有對水顯著更低的溶解度，相當于小于O. 1%。所以，可容易地通過下列方法獲得基本上干燥的溴蒸氣，即，將液溴和水冷凝，通過簡單的物理分離潷去水，隨后將液溴再氣化。重要的是在導致HBr幾乎完全反應的條件下操作，以便避免冷凝的液溴和水中大量殘余的HBr，因為HBr增加溴在水相中的混溶性，以及在足夠高的濃度下，導致單一的三元液相。任選地，經由泵124將來自三相分離器122的液溴泵至足以與蒸氣流162混合的壓力。因此，在這些實施方案中，溴可以在工藝內回收和再循環，這是有益的。殘余的空氣、富氧空氣或氧氣和任何沒有冷凝的溴蒸氣可以離開三相分離器122通入溴滌氣器148，其 中殘余的溴可以通過溶于經由管線165傳送到滌氣器148的溴化氫溶液流中而被回收。可以經由管線129從三相分離器122除去水并通入汽提塔114。所以，根據本發明方法的某些實施方案中，以催化循環操作金屬溴化物/金屬氫氧化物、金屬氧-溴化物或金屬氧化物允許溴在該工藝中再循環以再利用。在約100°C至約600°C范圍內、并且最優選約120°C至約350°C范圍內的溫度下，金屬溴化物容易被水相或蒸氣相中的氧氣、富氧空氣或空氣氧化，生成單質溴蒸氣和金屬氫氧化物、金屬氧-溴化物或金屬氧化物。在低于約180°C的溫度下操作是有利的，從而使得能利用低成本、耐腐蝕的氟聚合物內襯的設備。通過與金屬氫氧化物或金屬氧化物反應而中和溴化氫，生成水蒸氣和金屬溴化物。單質溴蒸氣和水蒸氣被冷凝，并以液相通過簡單的物理分離容易地分離，生成基本上干燥的溴。不存在顯著量的水就允許烷烴選擇性溴化而不產生CO2,以及隨后的烷基溴對主要是更高分子量烴的高效和選擇性的反應，所述更高分子量烴含有大量支化的烷烴、取代的芳烴或其混合物。來自溴化反應和隨后在反應器134中的反應的副產物溴化氫蒸氣被容易地溶于水相并被得自金屬溴化物氧化的金屬氫氧化物或金屬氧化物中和。根據圖4A中舉例說明的本發明方法的另一個實施方案，按照與前述關于圖2和3描述的相應階段基本相似的方式操作烷基溴化反應和烷基溴轉化階段。更具體的情況下，分別經由管線、管道或導管262和211輸送或傳送由進料氣與循環氣流的混合物組成的、壓力在約I巴至約30巴范圍內、含有低分子量烷烴的氣流，并且與管線225內的干燥溴液體混合。經由泵224輸送所得的混合物，通入熱交換器226，在此處液溴被氣化。低分子量烷烴和干燥溴蒸氣的混合物供給到反應器230。優選地，在引入到反應器230的混合物中，低分子量烷烴與干燥溴蒸氣的摩爾比大于約2. 5:1，更優選大于約4:1，且最優選大于約7:1。反應器230具有入口預熱區228，其將混合物加熱至250°C至400°C范圍的反應引發溫度。在第一反應器230中，低分子量烷烴與干燥溴蒸氣在約250°C至約600°C范圍的相對低的溫度和約I巴至約30巴范圍的壓力下發生放熱反應，以產生氣態烷基溴和溴化氫蒸氣。如對于本領域技術人員借助于本公開顯而易見的是，第一反應器30中的溴化反應可以是放熱反應或催化反應。可以用于第一反應器30中的適合催化劑的非限制性實例包括鉬、鈕或負載型非化學計量金屬氧鹵化物，如FeOxBry或FeOxCly或負載型金屬氧鹵化物,如Olah 等人，J. Am. Chem. Soc. 1985，107，7097-7105 中描述的 TaOF3> NbOF3> ZrOF2, SbOF30 由于溴化反應的放熱性質，操作溫度范圍的上限大于進料混合物被加熱到的反應引發溫度范圍的上限。在甲烷的情況下，根據下列總反應發生甲基溴化物的生成CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)由于氣相溴化反應的自由基機理，還生成了二溴甲烷和一些三溴甲烷以及其它烷基溴。但是，由于第一反應器230中采用的烷烴與溴比率，根據本發明方法的該反應經常以對甲基溴化物相對高度的選擇性發生。例如，在甲烷的溴化的情況下，認為約6:1的甲烷與溴比率將對單鹵代甲基溴化物的選擇性增加到平均約80%，取決于反應條件，如停留時間、溫度和湍流混合。在這些條件下，在溴化反應中也可能生成一些二溴甲烷和接近檢測限的僅極少量的三溴甲烷。如果采用約2.6:1的較低的甲烷與溴比率，則對單鹵代甲基溴化物的選擇性取決于其它反應條件可能降到約65至75%的范圍。在明顯小于約2. 5:1的甲烷與溴比率下，出現甲基溴化物不能接受的低選擇性，而且觀察到不希望的二溴甲烷、三溴甲烷和碳灰明顯生成。對于達到這種對單鹵代甲基溴化物的選擇性必要的反應物在第一反應器230中的停留時間是相對短的并且在絕熱反應條件下可以短到1-5秒。較高級烷烴如乙烷、丙烷和丁烷也可以被溴化，得到單和多溴代物質如乙基溴化物、丙基溴化物和丁基溴化物。此外，在一些實施方式中，進料到第一反應器230中的干燥溴蒸氣基本上是無水的。申請人已經發現，至少在某些情況下這是優選的，這是由于看起來從第一反應器230中的溴化步驟除去基本上全部水蒸氣，基本上排除了不需要的二氧化碳的生成。這可以提高烷烴溴化生成烷基溴的選擇性，因此可能消除了從烷烴生成二氧化碳時產生的大量廢熱。含有烷基溴和溴化氫的流出物經由管線231從第一反應器230排出。在一些實施方案中，該流出物在流到第二反應器234以前可以在熱交換器232中被部分冷卻。流出物在熱交換器232中被部分冷卻到的溫度，當希望烷基溴在第二反應器234中轉化為更高分子量烴時在約150°C至約390°C的范圍，或者當希望烷基溴在第二反應器234中轉化為烯烴時約150°C至約450°C的范圍。認為第二反應器234對得到的烷基這部分進行脫鹵化氫并低聚化從而生成包含烯烴、更高分子量烴或其混合物的產物。可以對第二反應器234中使用的催化劑和反應器234的操作溫度進行選擇以獲得如上對于反應器34所述的希望的烴產物。在某些實施方案中，第二反應器234可以包含催化劑的固定床233。在某些情況特別是較大的應用中也可以使用合成催化劑的流化床，并且具有某些優點，如不斷除去焦炭和對產物組成的穩定選擇性。可以通過下列方法周期性將催化劑原位再生使反應器234與常規工藝流隔離，在約I巴至約5巴范圍內的壓力、約400°C至約650°C范圍內的高溫下經由管線270用惰性氣體吹掃，以在實際可行的范圍內除去催化劑上吸附的未反應的物質，然后通過在約I巴至約5巴范圍內的壓力、約400°C至約650°C范圍內的高溫下經由管線270向反應器234中添加空氣或惰性氣體稀釋的氧將沉積的碳氧化成C02。在再生期期間，經由管線275從反應器234中排出二氧化碳和殘余的空氣或惰性氣體。在大多數情況下，優選將再生廢氣從反應器234經由管線275通到工藝的氧化段(未示出)，從而由催化劑上吸附的HBr或烷基溴的氧化得到的痕量溴可以回收并再用于工藝中。經由管線235從第二反應器234中排出包含溴化氫和更高分子量烴、烯烴或其混合物的流出物，并在交換器236中冷卻到約100°C至約600°C范圍內的溫度。如圖4A中舉例說明的，經由管線235和241輸送冷卻的流出物，其中閥238處于開啟位置而閥239和243處于關閉位置，并導入到含有固相金屬氧化物的床298的容器或反應器240。金屬氧化物的金屬選自鎂(Mg)、鈣(Ca)、釩(V)、鉻(Cr)、猛(Mn)、鐵(Fe)、鈷(Co)、鎳(Ni)、銅(Cu)、鋅(Sn)或錫(Sn)。選擇金屬時考慮它的物理性質和熱力學性質相對于所需操作溫度的影響，還考慮可能的環境和健康的影響與成本。優選地，將鎂、鎳、銅、鐵或其混合物用作所述金屬，而鎂、鎳或其混合物是最優選的。這些金屬具有不但生成氧化物還生成溴化物鹽的性質，在小于約500°C的溫度范圍內，反應是可逆的。優選將固體金屬氧化物固定在合適的耐磨載體上，例如合成無定形二氧化娃，例如Davison Catalysts of Columbia, Maryland生產的DavicatGrade 57。或者更優選地,具有約5至400m2/g范圍的比表面積的二氧化娃或氧化鋁載體。在反應器240中，溴化氫與金屬氧化物在低于約600°C、并優選在約100°C至約550°C之間的溫度下按照下列總反應進行反應，其中M表示金屬2HBr+M0 — MBr2+H20該反應產生的水蒸氣與更高分子量烴一起在管線244、218和216中經由開啟的閥 219輸送到熱交換器220，在此處混合物被冷卻到約0°C至約70°C范圍內的溫度。該經冷卻的混合物被運送到脫水器250，以從氣流除去基本上所有的水。然后經由管線253將水從脫水器250除去。進一步經由管線251將含有烯烴、更高分子量烴或其混合物的干燥氣流通入產物回收單元252，以回收管線254中的作為液體產物的烯烴、C5+級分或其混合物。本發明的實施中可以采用本領域技術人員已知的任何常規脫水和液體回收方法，如用于處理天然氣或煉廠氣流以及回收烯烴的方法，例如固體床干燥劑吸附后接著冷凍冷凝，低溫膨脹或者循環吸收油或其它溶劑。然后將來自產物回收單元252的殘余蒸氣流出物分離為可以用作工藝的燃料的吹掃氣流257以及可以經壓縮機258壓縮的再循環殘余蒸氣。從壓縮機258排出的再循環殘余蒸氣被分為兩部分。如果需要，經由管線262輸送等于進料氣體積的至少I. 5倍的第一部分，與管線225中傳送的液溴和進料氣合并，并通入熱交換器226，在此處按照如上所述的方式將液溴氣化并進料入第一反應器230。將第二部分經由管線263從管線262排出并且通過控制閥260在足以稀釋去往反應器234的烷基溴濃度且吸收反應熱的速率下調節，以使反應器234保持在選定的操作溫度、優選約300°C至約450°C范圍內，從而使轉化率對選擇性最大化并使碳沉積引起的催化劑失活速率最小化。因此，由再循環的蒸氣流出物提供的稀釋作用，除了使第二反應器234中的溫度適中以外，還能夠控制第一反應器230中的溴化選擇性。通過鼓風機或壓縮機213以約環境壓力至約10巴范圍內的壓力將氧氣、富氧空氣或空氣210經由管線214、管線215和閥249通過熱交換器215運送到含有固相金屬溴化物的床299的第二容器或反應器246，在所述熱交換器中氧氣、富氧空氣或空氣被預熱到約30°C至約600°C、更優選100°C至約500°C范圍內的溫度。氧氣與金屬溴化物按照下面總反應進行反應，其中M表示金屬MBr2+1/202 — M0+Br2按照該方式，生成了干燥的、基本不含HBr的溴蒸氣，從而不需后續的水或溴化氫與液溴的分離。反應器246在低于600°C、并且更優選在約300°C至約500°C之間操作。經由管線247、閥248和管線242將所得的溴蒸氣從反應器246輸送到熱交換器或冷凝器221，在此處將溴冷凝成液體。經由管線242將液溴輸送到分離器222，在此處經由管線225去除液溴，然后通過任何適合的方式例如通過泵224經由管線225輸送到熱交換器226和第一反應器230。經由管線227將殘余的空氣或未反應的氧氣從分離器222輸送到溴滌氣裝置223，例如含有本領域技術人員選擇的適合的溶劑或適合的固體吸附介質的文丘里滌氣系統，在此處捕獲殘余的溴。通過加熱或其它適合的方法將捕獲的溴從滌氣溶劑或吸附劑中解吸附，從而經由管線212將回收的溴輸送到管線225。經由管線229排出洗滌過的空氣或氧氣。以這種方式，從本發明的系統除去氮氣和任何其它基本上非反應性成分，從而不允許進入工藝的含烴部分；還避免了溴損失到周圍環境中。按照該實施方案通過化學反應而不是通過簡單的物理溶解除去HBr的一個優點是在較高操作溫度下將HBr基本上完全清除至低水平。另一個顯著優點是從排出的溴中消除水，從而不需要分離溴和水相并且不需要從水相汽提殘余的溴。反應器240和246可以以循環方式操作。如圖4A中所示，閥238和219以開啟模式操作以使溴化氫從第二反應器240排出的流出物中除去，而閥248和249以開啟模式操 作以使空氣、富氧空氣或氧氣能夠流過反應器246，以氧化其中含有的固體金屬溴化物。一旦反應器240和246中的金屬氧化物和金屬溴化物分別發生顯著轉化，就關閉這些閥。此時，反應器246中的床299是大量固態的金屬氧化物的床，而反應器240中的床298是大量固態的金屬溴化物。如對于本領域技術人員顯而易見的是，在反應器240和246的反應器間的循環流的步驟之間，優選用惰性氣體源首先吹掃保留在反應器240中的殘余的烴，還吹掃保留在反應器246中的殘余的溴，以抑制到循環中的后續步驟的烴和溴的損失。通過在循環中的步驟間的床之間吹掃，抑制了較高分子量產物烴的可能的損失和/或溴化。如圖5A中所示，然后開啟閥245和243以允許氧氣、富氧空氣或空氣流經反應器240以氧化其中含有的固體金屬溴化物，而開啟閥239和217以允許從第二反應器234排出的包含更高分子量烴和溴化氫的流出物經由管線237導入到反應器246。以這種方式操作所述反應器直到反應器246和240中的金屬氧化物和金屬溴化物分別發生顯著的轉化，然后通過如前所述的開啟和關閉閥使反應器循環回圖4A中所示的流程圖。如對于本領域技術人員也將變得更顯而易見的是，沉積在固體惰性載體上的活性金屬氧化物/金屬溴化物例如Mg0/MgBr2的量(其可以表達為惰性固體載體上的金屬的重量百分負荷，以原子金屬表示)會對貫穿反應器240和246中發生的溫度變化具有影響，起因于反應熱與固體床298和299中存在的固體惰性載體的熱容量的比率。相對于惰性載體的量而增加金屬負荷是理想的，因為它減少了指定的HBr除去能力所需的容器尺寸，但是由于反應熱與惰性載體的熱容量的較大比率，發生的熱上升還將是較大的。產生的溫度上升可能是過度的，并且可以導致更高分子量烴產物的熱裂化氧化或金屬溴化物的揮發。因此，可接受的溫度上升可以選擇地限制循環時間或者有效地限制固體床298和299的有用的HBr除去能力。本領域技術人員可以考慮借助鼓風機或壓縮機(未示出)經過外部熱交換器而使用流出氣循環作為限制反應器240和246中溫度上升，并且還引起反應器240和246循環中的固體床298和299冷卻的手段。盡管示出兩個反應器240和246以舉例說明本發明的思想，但是在本發明的實施中，某些實施方案可以使用多于兩個反應器，即3個(或3個以上)作為允許連續的處理操作并且允許反應器從HBr-除去到Br2生成步驟轉換之間吹掃和冷卻的實際手段對于本領域技術人員應是明顯的。當氧氣用作氧化氣體經由管線210輸送到用來氧化含于其中的固體金屬溴化物的反應器時，可以改進圖4A和5A中舉例說明的本發明方法的實施方案，使得經由管線242和225將從反應器246 (圖4B)或240 (圖5B)產生的溴蒸氣直接輸送到第一反應器230。由于氧氣是反應性的，并且可以用控制的、受限制的氧氣供給操作反應器246和240以避免流出的Br2蒸氣中存在大量氧氣，所以不需將溴蒸氣冷凝成液體以使它與非反應性的成分例如氮氣分離。在圖4B和5B中沒有示出壓縮機213，因為基本上所有商品化氧氣源,例如商品化空氣分離設備(ASU)，將在要求的壓力下對管線210提供氧氣。如果不是這樣，對于本領域技術人員顯而易見的是，可以使用壓縮機213來達到這樣的壓力。在圖6A中舉例說明的本發明的實施方案中，將反應器240和246中含有的固體金屬氧化物顆粒和固體金屬溴化物顆粒的床分別流化，并按下述方式連接以提供所述床的·連續操作而不需提供設備例如閥來改變各反應器往來的流向。根據該實施方案，經由管線235從第二反應器234排出包含更高分子量烴和溴化氫的流出物，在交換器236中冷卻到約100°C至約500°C范圍內的溫度，并導入含有固體金屬氧化物顆粒的床298的反應器240的底部。隨著溴化氫與金屬氧化物按前文圖4A所述方式那樣反應，該導入的流體的流動引起床298中的顆粒在反應器240內向上移動。在床298的頂部或頂部附近，經由溢流裝置或旋風分離器或固體、氣體分離的其它常規裝置排出由于固體金屬氧化物與溴化氫在反應器240內基本上完全的反應而包含大量在耐磨載體上的固態的金屬溴化物的顆粒，在重力作用下流下管線259并且導入反應器246中的固體金屬溴化物顆粒的床299的底部或底部附近。在圖6A中舉例說明的實施方案中，通過鼓風機或壓縮機213以約環境壓力至約10巴范圍內的壓力遞送氧氣、富氧空氣或空氣210，經由管線214輸送通過熱交換器215，在此處將氧氣、富氧空氣或空氣預熱到約30 0C至約600 0C、更優選100 0C至約500 °C范圍內的溫度，并導入第二容器或反應器246中的固相金屬溴化物的床299下方。氧氣與金屬溴化物按前文圖4A所述方式那樣反應生成干燥的、基本上不含HBr的溴蒸氣。隨著氧氣與金屬溴化物反應，該導入的氣體的流動引起床299中的顆粒在反應器246內向上移動。在床298的頂部或頂部附近，經溢流裝置或旋風分離器或固體、氣體分離的其它常規裝置排出由于氧氣與固體金屬溴化物在反應器246內基本上完全的反應而包含在耐磨載體上的大量的固體金屬氧化物的顆粒，在重力作用下流下管線264并且導入反應器240中的固體金屬氧化物顆粒的床298的底部或底部附近。以這種方式可以連續操作反應器240和246而無需改變操作參數。如對于本領域技術人員已知的，可能有利的是，采用設置在固體298和299的移動床內的熱交換器，以取決于金屬氧化物或金屬溴化物的選擇而在放熱反應的情況下除去熱或者在吸熱反應的情況下增加熱。在使用優選的Mg0/MgBr2的情況下，兩個反應都是放熱的。在圖6B舉例說明的實施方案中，氧氣用作氧化氣體并且經由管線210輸送到反應器246。因此，改進圖6A中舉例說明的本發明方法的實施方案，以使經由管線242和225將從反應器246產生的溴蒸氣直接輸送到第一反應器230。由于氧氣是反應性的，并且可以用控制的、受限制的氧氣供給來操作反應器246，以避免流出的溴蒸氣中存在大量氧氣，所以不需將溴蒸氣冷凝成液體以使它與非反應性的成分例如氮氣分離。在圖6B中沒有示出壓縮機213，因為基本上所有商品化氧氣源，例如商品化空氣分離設備，將在要求的壓力下對管線210提供氧氣。如果不這樣，對于本領域技術人員顯而易見的是，可以使用壓縮機213來達到這樣的壓力。按照圖7中舉例說明的本發明方法的另一個實施方案，除了如下所述的以外，按照與對于圖4A中詳述的那些相應的階段基本相似的方式操作烷基溴化和烷基溴轉化階段。但是在該實施方案中，重要的是用控制的、受限制量的氧化氣體操作反應器246以避免來自反應器246的流出物中存在大量未反應的氧氣。經由管線247、閥248以及管線242和閥300將從反應器246流出的殘余氮氣和溴蒸氣輸送到熱交換器或冷凝器221，在此處將含溴氣體冷卻到約30°C至約300°C范圍內的溫度。然后經由管線242將含溴蒸氣輸送到含有還原價態的固相金屬溴化物的床322的容器或反應器320。還原價態的金屬溴化物的金屬選自銅(Cu)、鐵(Fe)或鑰(Mo)。針對與所需操作溫度相關的物理和熱力學性質的影響，并且可能的環境和健康影響和成本來選擇金屬。優選地，使用銅或鐵作為所述金屬，而最優選鐵。優選將固體金屬溴化物固定在適合的耐磨載體上，例如合成無定形二氧化硅，例如 Davison Catalysts ofColumbia, Maryland 生產的 Davicat Grade 57。更優選地，將約·10至20wt%范圍內的金屬以氧化物形式沉積在具有約5至400m2/g范圍內的比表面積的氧化鋁載體上。在反應器320中，溴蒸氣與優選保持在適合的耐磨載體上的固相金屬溴化物在低于約300°C、并且優選約30°C至約200°C之間的溫度下按照下列總反應進行反應，所述溫度取決于選擇的金屬溴化物，其中M2表示金屬2M2Brn+Br2 — 2M2Brn+1按照該方式，將溴作為第二金屬溴化物，即2M2Brn+1儲存在反應器320中，而經由管線324、閥326和管線318將產生的含有殘余空氣或氧氣的蒸氣從反應器320排出。將含有低分子量烷烴、由進料氣(管線211)和循環氣流的混合物構成的氣流經由管線262、熱交換器352 (在此處將所述氣流預熱到約150°C至約600°C范圍內的溫度)、閥304和管線302輸送或傳送到含有氧化價態的固相金屬溴化物的床312的第二容器或反應器310。氧化價態的金屬溴化物的金屬選自銅(Cu)、鐵(Fe)或鑰(Mo)。針對與所需操作溫度相關的物理和熱力學性質的影響，并且可能的環境和健康影響和成本來選擇金屬。優選地，使用銅或鐵作為所述金屬，而最優選鐵。優選將固體金屬溴化物固定在適合的耐磨載體上，例如合成無定形二氧化娃，例如Davison Catalysts of Columbia, Maryland生產的DavicatGrade 57。更優選地,將10至20wt%范圍內的金屬以氧化物狀態沉積在具有約5至200m2/g范圍內的比表面積的氧化鋁載體上。所述氣流的溫度從約150°C至約600°C，并且優選從約150°C至約300°C。在第二反應器310中，氣流的溫度使氧化價態的固相金屬溴化物按照下列總反應發生熱分解，生成單質溴蒸氣和還原態的固體金屬溴化物，其中M2表示金屬2M2Brn+1 — 2M2Brn+Br2此外，在約200°C和更高的溫度下，氣流中含有的低分子量烷烴可以按照下列總反應在氧化態的固體金屬溴化物的加熱床上反應，生成氣態烷基溴、溴化氫蒸氣和還原態的固體金屬溴化物，其中M2表示金屬CH4 (g) +2M2Brn+1 — CH3Br (g) +HBr (g) +M2Brn通過控制氣流的溫度并從而控制氧化價態的固相金屬溴化物床312的溫度，可以控制第二容器或反應器310中溴被釋放以及低分子量烷烴被溴化的程度。盡管不完全理解低分子量烷烴在氧化態的固體金屬溴化物的加熱床上反應生成氣態烷基溴的確切原理，但是申請人相信溴化可能發生在用于金屬溴化物的載體的固體表面，因此使得反應在較低的溫度例如約200°C至約300°C下進行，從而抑制自由基氣相溴化并且使多溴化烷烴的生成最少化。在導入烷基溴化反應器230之前，經由管線314、315、閥317、管線330、熱交換器226輸送得到的溴蒸氣、烷基溴和溴化氫與含有低分子量烷烴的氣流。如果大量低分子量的氣態烷烴在第二容器或反應器310中被溴化，則可以從工藝示意圖中除去熱交換器226和溴化反應器230，并且可以將氣流經由熱交換器232直接輸送到第二反應器234。如對于本領域技術人員顯而易見的，這可以通過使氣流通過熱交換器226和反應器230來完成而不需加熱氣流，或者這兩個裝置均可以被除去或繞過。反應器310和320可以以循環方式操作。如圖7中所示，如果大量的低分子量烷烴在第二反應器310中以上述方式被溴化，則閥304以開啟模式工作，以允許含有低分子量 烷烴的氣流被輸送到第二反應器310，而閥317以開啟模式工作，以允許該氣流與在反應器310中產生的溴蒸氣、烷基溴和溴化氫被輸送到烷基溴化反應器230或通過熱交換器232被輸送到反應器234。同樣，閥306以開啟模式工作，以允許溴蒸氣從反應器246經由管線307輸送到反應器320，而閥326以開啟模式工作，以允許殘余的空氣或氧氣經由管線307從反應器320排出。一旦發生還原的金屬溴化物和氧化的金屬溴化物分別在反應器320和310中被顯著轉化為相應的氧化態和還原態，這些閥就如圖8中所示地關閉。此時，反應器320中的床322基本是氧化態的金屬溴化物的床，而反應器310中的床312基本是還原態的金屬溴化物的床。如圖8中所示，開啟閥308和332，然后關閉閥304、317、306和326，以允許含有低分子量烷烴的氣流經由管線262、熱交換器352 (當使用優選的溴化鐵或溴化銅時，在此處將氣流加熱到約150°C至約600°C的范圍，或者優選約150°C至約300°C的范圍)、通過閥308和管線309輸送或傳送到反應器320，以將氧化價態的固相金屬溴化物熱分解，以生成單質溴蒸氣和還原態的固體金屬溴化物。當在約250°C以上操作時，得到的溴蒸氣還可以與氣流中含有的低分子量烷烴在氧化態的固體金屬溴化物的加熱床上反應，以生成氣態烷基溴和溴化氫。在導入到烷基溴化反應器230 (或者如果大量的低分子量烷烴在第二反應器310中以上述方式被溴化則經由熱交換器232到反應器234)之前，經由管線324和330以及熱交換器226輸送所得到的溴蒸氣，和通過與低分子量烷烴反應生成的任何烷基溴和溴化氫與含有低分子量烷烴的氣流。如對于本領域技術人員顯而易見的，優選用惰性氣體流(未示出)吹掃出保留在反應器中的低分子量烷烴、溴以及任何烷基溴和溴化氫，以抑制在床的循環之前烴和溴的損失。接下來，開啟閥300以允許從反應器246釋放出的溴蒸氣經由固相242通過交換器221輸送到反應器310，在此處還原價態的固相金屬溴化物與溴反應而有效地將溴作為金屬溴化物儲存。另外，還開啟閥316，以允許生成的基本上不含溴的氣體經由管線314和318排出。以這種方式操作反應器直到分別發生在反應器310和320中的還原的金屬溴化物和氧化的金屬溴化物的床被顯著轉化為相應的氧化態和還原態，然后通過前述那樣開啟和關閉閥將反應器循環返回圖7中示意的流程。如對于本領域技術人員還顯而易見的是，沉積在固體惰性載體上的活性金屬溴化物例如FeBrf/FeBrf的量(其可以表達為惰性固體載體上的金屬的重量百分負荷，以原子金屬表示)會對反應器312和320中將發生的溫度變化具有影響，起因于反應熱與固體床312和322中存在的固體惰性載體的熱容量的比率。相對于惰性載體的量而增加金屬負荷是理想的，因為它減少了指定的溴儲存能力所要求的容器尺寸，但是由于反應熱與惰性載體的熱容量的較大比率，發生的熱上升還將是較大的。產生的溫度上升可能是過度的，并且可能限制還原的金屬溴化物的平衡溴-儲存能力，起因于該平衡的溫度依賴性。因此，可接受的溫度上升可以選擇性地限制循環時間或者有效地限制固體床312和322的有用的溴儲存能力。本領域技術人員可以考慮借助鼓風機或壓縮機(未示出)經過外部熱交換器而使用流出氣循環作為限制溴儲存步驟中反應器310和320溫度上升，并且還實現反應器310和320的循環步驟之間固體床312和322冷卻和加熱的手段。盡管示出兩個反應器310和320以舉例說明本發明的思想，但是對于本領域技術人員應是明顯的是，在本發明的實施中，某些實施方案可以使用多于兩個反應器，即3個(或3個以上)作為實際手段以允許連續的處理操作并且允許反應器溴儲存和溴生成步驟之間吹掃、冷卻和加熱。在圖9中舉例說明的本發明的實施方案中，分別將反應器310和320中含有的床 312和322流化，并按下述方式連接以提供所述床的連續操作而不需提供設備例如閥來改變往來各反應器的流向。根據該實施方案，經由管線242從反應器246排出含有溴的氣體，在交換器370和372中冷卻到約30°C至約300°C范圍內的溫度，該溫度取決于所選擇的金屬溴化物，并導入含有流化狀態的移動床322的反應器320的底部。按前文關于圖7中所述的方式，隨著溴蒸氣與進入床322的底部的還原的金屬溴化物的反應，導入的流體的流動引起床322中的顆粒在反應器320內向上流動。在床322的頂部或頂部附近，將由于溴蒸氣與還原的金屬溴化物在反應器320內基本上完全的反應而包含在耐磨載體上的大量氧化的金屬溴化物的顆粒，經溢流裝置或旋風分離器或固體/氣體分離的其它常規裝置排出，在重力作用下流下管線359并且導入反應器310中的床312的底部或底部附近。如對于本領域技術人員已知的，可能有利的是，采用設置在固體322的移動床內的熱交換器除去反應器320中發生的放熱反應產生的熱，以便提高溫度依賴性平衡反應的程度，從而增加給定的固體質量流量的溴儲存能力。經由管線350排出產生的基本上不含溴的氣體。在圖9所示的實施方案中，經由管線262和熱交換器352 (當使用優選的溴化鐵或溴化銅時，將氣流加熱到約150°C至約600°C的范圍，或者優選約150°C至約300°C的范圍)輸送或傳送由進料氣(管線211)和循環氣流的混合物組成的含有低分子量烷烴的氣流，并且引入到反應器310。加熱的氣流將在床312的底部或底部附近進入的以氧化價態存在的固相金屬溴化物熱分解以生成單質溴蒸氣和還原態的固體金屬溴化物，并且還可以使氣流中含有的低分子量烷烴在氧化態的固體金屬溴化物的加熱床上反應以生成氣態烷基溴和溴化氫。隨著氧化的金屬溴化物被熱分解，該引入的氣體的流動引起床312中的顆粒在反應器310內向上流動。在床312的頂部或頂部附近，經溢流裝置或旋風分離器或固體/氣體分離的其它常規裝置排出由于反應器310內的熱分解而包含在耐磨載體上的大量還原的金屬溴化物的顆粒，在重力作用下流下管線364并且被導入反應器310中顆粒的床322的底部或底部附近。如對于本領域技術人員顯而易見的是，采用設置在固體312的移動床內的熱交換器以對反應器310中發生的吸熱反應提供熱，以提高溫度依賴性平衡反應的程度，從而增加給定的固體質量流量的溴生成能力。
如果大量的低分子量烷烴在第二反應器310中以上述方式被溴化，則經由管線354和熱交換器355輸送生成的溴蒸氣、烷基溴和溴化氫與含有低分子量烷烴的氣流并且引入到烷基溴化反應器230或經由熱交換器232引入到反應器234中。以這種方式，反應器310和320可以連續操作而不改變操作參數。圖10示出了概括描述本發明方法的方框流程圖，該流程圖描述了本發明方法的某些實施方案的一些方面。根據圖10中所示的本發明的方法，在與溴蒸氣合并傳送到溴化反應器之前，可以對含有低分子量烷烴的進料氣流進行預處理以除去C2+成分，尤其是C3+成分。引入到溴化反應器中的進料氣流中C2成分的濃度可以是約O. lmol%至約10. Omo 1%,更優選約O. 5mol%至1·約5. 0mol%,并且最優選約lmol%至約5mol%。盡管溴化反應器中可以容許一些C3+烴，但是其較高濃度可能導致引起溴化反應器中結垢和堵塞的含碳焦炭狀固體以及下游成分的快速形成。引入到溴化反應器中的進料氣流中C3+成分的濃度可以是約O. 01至O. 2mol%,更優選約O. 01至O. Imo 1%,并且最優選約O. 01至O. 05mol%。如圖10中所示的，進料氣可以與合成反應器的流出物合并，并被預處理以選擇性地除去進料氣中含有的c2+、特別是C3+成分并且從工藝的較高分子量產物中將其除去。更具體的情況下，可以將進料氣、殘余烴和烯烴、更高分子量烴或其混合物傳送到脫水和產物回收單元，在此處將水從剩余的組分中除去。然后可以將烯烴、更高分子量烴或其混合物以及C2+成分與氣體分離。然后將具有如上所述的可接受濃度的C2+低分子量烷烴成分的來自產物回收單元的主要是甲烷的殘余氣體與溴合并后傳送到本發明方法的烷烴溴化階段。可以將剩余的C2+成分和烯烴、更高分子量烴或其混合物傳送到產物穩定塔，在此處將C2+成分從液態烴產物中除去。C2+成分可以以下文描述的方式結合變換反應器來使用，而液態烴產物可以從產物穩定塔中排出供使用或者用于進一步石油化學或燃料加工。根據前文所述的本發明的方法，主要含有甲烷和可接受量的C2+低分子量烷烴成分的進料氣可以在溴化反應器中在約250°C至約600°C范圍內的較低溫度和約I巴至約30巴范圍內的壓力下與干燥溴蒸氣進行放熱反應，生成氣態烷基溴和溴化氫。由于溴化反應的放熱性質，操作溫度范圍的上限大于進料混合物被加熱到的反應引發溫度范圍的上限。在甲烷的情況下，認為根據下列總反應發生甲基溴化物的生成CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)由于氣相溴化反應的自由基機理，還生成了二溴甲烷和一些三溴甲烷以及其它烷基溴。但是，由于采用的烷烴與溴比率，在溴化反應器中溴化經常以對甲基溴化物相對高度的選擇性發生。例如，在甲烷的溴化的情況下，認為約6:1的甲烷與溴比率對單鹵代甲基溴化物的選擇性增加到平均約88%，取決于反應條件，如停留時間、溫度和湍流混合。在這些條件下，在溴化反應中可能生成一些二溴甲烷和接近檢測限的僅極少量的三溴甲烷。如果采用約2. 6:1的較低的甲烷與溴比率，則對單鹵代甲基溴化物的選擇性取決于其它反應條件可能降到約65至75%的范圍。在明顯小于約2. 5:1的甲烷與溴比率下，出現甲基溴化物不能接受的低選擇性，而且觀察到不希望的二溴甲烷、三溴甲烷和碳灰明顯生成。溴化反應器中采用的較高的甲烷與溴比率也保證了溴在溴化反應器中基本上被消耗掉，從而有效地抑制了由于存在單質溴而在本發明方法的后續階段中隨后形成自由基溴化。對于達到這種對單鹵代甲基溴化物的選擇性必要的反應物在溴化反應器中的停留時間是相對短的并且在絕熱反應條件下可以短到1-5秒。較高級烷烴如乙烷、丙烷和丁烷也可以被溴化，得到單和多溴代物質如乙基溴化物、丙基溴化物和丁基溴化物。此外，在一些實施方式中，進料到溴化反應器中的干燥溴蒸氣基本上是無水的。申請人已經發現，至少在某些情況下這是優選的，這是由于看起來從溴化步驟除去基本上全部水蒸氣基本上排除了不需要的二氧化碳的生成。這可以提高烷烴溴化生成烷基溴的選擇性，因此可能消除了從烷烴生成二氧化碳時產生的大量廢熱。可以將從產物穩定塔中的液態烴產物除去的C2+低分子量烷烴成分與從溴化反應器排出的包含烷基溴和溴化氫的流出物合并，并導入變換反應器。[在導入變換反應器之前或同時，在溴化反應器中沒有反應并且存在于流出物中的少量未反應的溴被與C2+烴的熱溴化反應容易地消耗。]在變換反應器中，來自溴化反應器的流出物含有的烷基溴中可能存在的二溴代和三溴化烷烴中的大部分可以在與C2+成分反應時選擇性地轉化成單溴化烷烴。作為實例，其中C3和二溴甲烷是反應物，認為轉化按照下列總反應發生C3H8+CH2Br2 ^ CH3Br+C3H7Br盡管該反應可以在沒有催化劑的情況下熱進行，但是已經確定這樣的熱反應要求變換反應器內不能接受的長停留時間并且不能達到對單溴化烷烴的滿意的轉化率。因此，優選變換反應器含有適合的催化劑的床，所述催化劑選自VIII族金屬、VIB族金屬、IB族金屬、招、鋅、銀、鎂、I丐、鈦、乾、鑭或鋪及其混合物。VIII族金屬包括鐵、鈷、鎳、鉬、鈀、銠、釕、銥、鋨或其兩種或多種的混合物。VIB族金屬包括鎢、鑰或鉻。IB族金屬包括銅或銀。優選地，在本發明的該實施方案中使用的VIII族金屬是選自鉬、鈀、銠、釕、銥、鋨或其兩種或多種的混合物的貴金屬，并且更優選VIII族金屬是鉬。最優選地，VIII族金屬是作為金屬溴化物、金屬氧化物或非化學計量金屬氧-溴化物使用的鐵。VIB族金屬優選是鑰或鎢。IB族金屬優選是作為金屬溴化物、金屬氧化物或金屬氧-溴化物使用的銅。可以形成一種以上本發明方法中使用的熱可逆溴化物鹽的上面所列的適合金屬催化劑的非限制性實例是鐵、鑰、鎢、銅、釩、鉻或其兩種或多種的混合物。可以形成本發明方法中使用的單一溴化物鹽的上面所列的適合催化劑的非限制性實例是鈷、鎳、銀、鋅、鎂、鈣、鈦、鋁、鑭、鈰或其兩種或多種的混合物。形成一種以上熱可逆溴化物鹽或單一溴化物鹽的這些金屬起初可以作為溴化物鹽或氧化物用于本發明方法中，由于在變換反應器所采用的條件下通過與溴化氫反應轉化為溴化物鹽，因而它們將在變換反應器中作為溴化物存在并起溴化物的作用。選擇適合的載體，其具有較低的酸度以抑制多溴化烷烴的熱分解和裂化并且具有較低的表面積以抑制多溴化烷烴吸附到載體上。與變換反應器中的催化劑一起使用的適合載體的非限制性實例是二氧化硅、二氧化鈦、二氧化鋯或低表面積氧化鋁，優選具有小于約50m2/g比表面積的。以對于本領域技術人員明顯的成本有效的方式將所述催化劑負載并分散在適合的載體上以產生高活性。例如，當鉬用作變換反應器床中的催化劑時，優選使用約O. lwt%至約lwt%、并且更優選約O. 3wt%至約O. 5wt%的負荷,而當IE用作催化劑時使用lwt%至約10wt%、并且更優選3wt%至約10wt%的負荷。在優選的非貴金屬如鐵、鑰或其混合物的情況下，約10%至約20%或更高的較高負荷(作為金屬氧化物)是成本有效的。當在變換反應器中使用催化劑時，在約200°C至約500°C、更優選約400°C至約500°C下操作反應器是優選的。對于達到對單溴化烷烴期望的選擇性所必要的反應物在變換反應器中的停留時間是相對短的，并且可以短到2-8秒。
可以將含有顯著增加比率的單溴化烷烴與多溴化烷烴(即二 -或三-溴化烷烴)的來自變換反應器410的流出物輸送到合成反應器，并在溴化氫存在下在適合的催化劑(如上所述聯系反應器34)上反應，生成烯烴、更高分子量烴或其混合物。生成的具體的烯烴、更高分子量烴或其混合物取決于合成中使用的催化劑、導入到該反應器中的烷基溴的組成和該反應器中采用的確切的操作參數。可以在溴化氫(HBr)除去階段將溴化氫從烯烴、更高分子量烴或混合物除去，并且可以傳送到溴回收階段，在此處溴化氫可以被部分氧化的金屬溴化物鹽中和以生成金屬溴化物鹽。可以將生成的金屬溴化物鹽在本發明的溴化物回收階段與氧氣或空氣接觸以生成單質溴和部分氧化的金屬溴化物鹽，所述單質溴可以作為干燥溴蒸氣再循環到烷烴溴化階段，所述部分氧化的金屬溴化物鹽可以用于中和并除去從工藝產生的烯烴和更高分子量烴被除去的額外的溴化氫。圖11中示出了概括描述本發明方法的方框流程圖并且描述了本發明方法的某些實施方案的一些方面。根據圖11中所示的本發明方法的概括描述，采用了變換反應器，并且除了可以通過環境冷卻將來自多溴化烷烴的流出物從該流冷凝出來之外，按照聯系圖10 所述相似的方式操作所述方法。可以將C2+低分子量烴成分與被分離的多溴化烷烴混合，然后可以將該多溴化烷烴氣化并輸送到變換反應器，從而以上述方式轉化多溴化烷烴。因為只有輸送到合成反應器中的料流的多溴化烷烴部分需要在變換反應器中被處理，所以圖11的實施方案有利地需要較小的變換反應器而獲得多溴化烷烴到單溴化烷烴的相同轉化率。根據上述本發明方法和圖10和11中概括示出的實施方案，可以將低分子量烷烴的常規溴化過程中通常生成的不期望的多溴化烷烴例如二 -和三-溴化烷烴有效地減少到無害的水平。如果需要，可以降低溴化反應器進料氣中的C2+低分子量烴的濃度，以提供在被溴化的進料氣中較高濃度的甲烷，例如90mol%或更高。此外，溴化反應器中甲烷與溴的比率選擇為至少約2. 5:1，從而進一步保證單溴化選擇性。根據本發明方法在溴化后可能生成的少量多溴化烷烴可以在變換反應器中的適合催化劑上被容易地轉化為單溴化烷烴。在本發明方法的溴化和變換反應器中非常短的停留時間允許使用減小的反應器容器尺寸而獲得多溴化烷烴的顯著轉化，例如約80%至約100%轉化率，最優選大于約90%轉化率。此夕卜，申請人發現蒸氣相中較高濃度的副產物溴化氫(作為溴化反應的結果生成的)，即高于約30mol%的濃度，對脫鹵化氫/低聚反應轉化速率具有明顯的抑制作用，這被認為是由于溴化氫在某些合成催化劑上的酸位的平衡吸附。在非常高濃度的溴化氫下，即約50mol%，認為脫鹵化氫/低聚催化劑的活性被顯著抑制并且可以導致轉化率降低。因此，除了為使有害量的多溴化烷烴的生成最小化的目的而在超過約2. 5的烷烴與溴比率下操作之外，較高的摩爾比和過量烷烴的存在將溴化反應器流出物中溴化氫濃度減小到小于約30mol%。為了舉例說明圖10概括示出的本發明方法的具體實施方案，圖12示出了本發明方法的一個實施方案，其與上面圖7和8中描述的實施方案的操作相似，但是除此之外，還包括附加設備，變換反應器410，下文描述了它的操作和作用。通常的情況下，該實施方案涉及有效地減少導入到第二反應器中的烷基溴中存在的多溴化烷烴例如二-和三-溴化烷烴的濃度。根據該實施方案，含有低分子量烷烴的氣流可以經由管線、管道或導管211輸送或傳送，與管線216中的蒸氣和更高分子量烴混合并被傳送到脫水器250以從氣流除去基本上所有的水。然后可以經由管線253將水從脫水器250除去。可以經由管線251將包含更高分子量烴的干燥氣流輸送到產物回收單元252，以將所需的C3和C4、但主要是C5+餾分回收到管線254中。如對本領域技術人員顯而易見的是，本發明的實施可以采用任何用于處理天然氣或煉廠氣流的脫水和液體回收的常規方法，例如固體床干燥劑吸附，接著例如冷凍冷凝，低溫膨脹或循環吸收油。根據本發明的該實施方案，可以將管線254中的料流傳送到穩定塔，在足夠從剩余的更高分子量烴除去氣相中的至少部分C2-C5烴的條件下，操作該穩定塔，所述更高分子量烴從穩定塔450經由管線452輸送到穩定塔再沸器456，該穩定塔再沸器產生蒸氣以從留在穩定塔450底部的更高分子量烴中汽提殘余的C2-C5烴。可以將更高分子量烴從工藝454排出作為燃料產品、混合物或者用于進一步加工。可以從穩定塔450排出C2-C5烴一管線460中的氣相，然后在壓縮機462中加壓進一步用于下文所述的工藝中。盡管可以將C2-C5從穩定塔450排出并將其與進料一起導入到變換反應器410， 但是優選在使該烴流的C3含量最大化的條件下操作穩定塔。此外，優選作為產物回收C5, 而不是將它再循環進一步用于工藝中。
可以將來自產物回收單元252的含有低分子量烷烴的蒸氣流出物分為可以用作工藝的燃料的吹掃氣流257以及經由壓縮機258壓縮的進料氣。從壓縮機258排出的氣體可以被分為兩部分。經由管線262將第一部分輸送到熱交換器352，在此處可以將氣流預熱到約150°C至約600°C范圍內的溫度。然后經加熱的氣流可以通過閥304和管線302通到含有氧化價態的固相金屬溴化物的床312的第二容器或反應器310，在此處氣流的溫度使氧化價態的固相金屬溴化物熱分解，生成單質溴蒸氣和還原態的固體金屬溴化物。此外，氣流中含有的低分子量烷烴可以在氧化態的固體金屬溴化物的加熱床312上反應，生成氣態烷基溴、溴化氫和還原態的固體金屬溴化物。通過控制氣流的溫度并從而控制氧化價態的固相金屬溴化物床312的溫度，可以控制第二容器或反應器310中溴被釋放以及低分子量烷烴被溴化的程度。將得到的溴蒸氣、烷基溴和溴化氫在導入烷基溴化反應器230以進一步溴化氣流中含有的低分子量烷烴之前，可以經由管線314、閥317、管線330、熱交換器226 和管線225與含有低分子量燒烴的氣流一起輸送。如果大量低分子量的氣態燒烴在第二容器或反應器310中被溴化，則可以從工藝中除去熱交換器226和溴化反應器230。溴化反應中可以容許一些C2例如約O. I至約10mol%，但是僅少量的C3是可容許的，例如反應器230 中超過約O. 2mol%的濃度導致引起反應器230、410和234中結垢和堵塞的含碳焦炭狀固體的快速形成。圖10所示的工藝中基本上抑制了該不利的條件，因為大部分C2特別是C3+烴可以在產物回收單元252中從最后進料到第一反應器230的蒸氣流出物除去。
可以經由管線402從第一反應器230 (或者第二容器或反應器310，取決于其中達到的溴化程度)排出含有烷基溴和溴化氫的流出物。可以經由管線263將來自產物回收單元252的第二部分蒸氣流出物從管線262排出，導入來自第一反應器230的管線402中的流出物，并通過控制閥260調節。可以將第二部分導入管線402中的第一反應器流出物的速率為足以稀釋進料到反應器410和反應器234的烷基溴濃度和吸收反應熱以使反應器410 和反應器234可以保持在選定的操作溫度。因此，由第二部分蒸氣流出物提供的稀釋除了使變換反應器410和第二反應器234中的溫度適中之外，還使第一反應器230中溴化的選擇性得以控制。根據圖10所示的實施方案，還可以將管線460中含有C2-C5烴的氣體導入第一反應器流出物和管線402中含有的第二部分蒸氣流出物的混合物中，并將得到的混合物，在經由管線406導入變換反應器410之前，通入熱交換器404，在此處將該混合物加熱到約250°C至約450°C、更優選約300°C至約400°C并且最優選約350°C至約400°C的溫度。
在變換反應器410中，第一反應器230的流出物中含有的烷基溴中存在的大部分二 -和三-溴化烷烴可以在與C2-C4烴反應時被選擇性地轉化為單溴化烷烴。作為實例，其中C3和二溴甲烷是反應物，認為轉化按照下列總反應發生
C3H8+CH2Br2 ^ CH3Br+C3H7Br
盡管該反應可以在沒有催化劑的情況下熱進行，但是已經確定這樣的熱反應需要變換反應器410內不能接受的長停留時間并且不能獲得滿意的轉化率，因此優選變換反應器410含有如上文對于圖10闡述所選擇的適合催化劑的床412。當在變換反應器410中使用催化劑時，優選在約250°C至約570°C、更優選約300°C至約400°C下操作該反應器。可以相應地操作熱交換器404以將變換反應器410的輸入物加熱到該范圍內的期望點。來自變換反應器410的含有顯著增加比率的單溴化烷烴與二 -或三-溴化烷烴的流出物可以經由管線231排出，并在流入第二反應器234之前將其在熱交換器232中部分冷卻到約150°C 至450°C范圍內的溫度。在第二反應器234中，烷基溴在約250°C至約500°C的溫度范圍和約I至30巴的壓力下、在適合催化劑的固定床233上可以進行放熱反應，生成更高分子量烴和額外的溴化氫的混合物。在本發明的該實施方案中，反應器240和246可以以上文參照圖4和5討論的循環方式操作，反應器310和320可以以上文參照圖7和8討論的循環方式操作。
根據圖12的實施方案，對導入到第二反應器234的料流中單溴化烷烴的高選擇性是非常期望的，因為二溴化烷烴和三溴化烷烴的存在導致不期望地形成重烴，例如萘、其它多芳香族烴以及焦炭，其明顯加快了第三反應器234中使用的催化劑的失活。單溴化烷烴、 并且特別是丙基溴化物在第二反應器中的量增加還導致反應器234中生成的C4-C8烴包括異辛烷期望的增加。
盡管圖12的實施方案描述為，在與進料一起導入變換反應器410之前，使用從穩定塔450中的更高分子量烴分離的C2-C4流、并且優選富含C3的流，但是如對于本領域技術人員顯而易見的，該C2-C4流、并且優選富含C3的流可以從任何適合來源獲得，例如市售的天然氣或丙烷。
圖13所示本發明方法的另一個實施方案的設計和操作與圖12示出的及上文描述的相似，不同之處是可以將從第一反應器230 (或者第二容器或反應器310，取決于其中達到的溴化程度)排出的含有烷基溴和溴化氫的流出物和管線402中含有的來自產物回收單元252的第二部分蒸氣流出物傳送到冷凝器480，在此處通過環境冷卻從該料流冷凝出二-和三-溴化烷烴并經由管線402輸送。可以將管線460中的C2-C5烴與管線402中被分離的二 _和三_溴化烷烴混合，并輸送到變換反應器410以按上述的方式轉化二 _和三-溴化烷烴。變換反應器410優選含有上文對于圖10的實施方案所述的催化劑。如上文對于圖10所述的，變換反應器410的流出物可以經由管線420排出，并在導入反應器234 之前與管線482中的剩余料流合并。因為只有輸送到反應器234中的料流的二 -和三-溴化烷烴這部分需要在變換反應器410中被預處理，所以圖13的實施方案有利地需要較小的反應器410以獲得二 -和三-溴化烷烴到單溴化烷烴的相同轉化率。
盡管上文描述了并且圖12和13中示出了變換反應器(包括在圖7和8所示的本發明方法的實施方案中)，但是如對于本領域技術人員借助于該公開將是顯而易見的，本發明的任何方法均可以采用變換反應器。此外，變換反應器與溴化反應器的結合使用對于工藝具有廣泛應用，其中烷烴被溴化生成單溴化烷烴，單溴化烷烴是化學工藝中的適合中間體， 從而有效地抑制后續使用或處理中由于存在多溴化烷烴而導致的有害作用。
根據圖16中概括示出的本發明方法的實施方案，將溴液體與含有甲烷(CH4)的進料氣合并。可以首先將液態溴與氣態進料混合，并加熱混合物以實現溴氣化，或者可以首先將氣體過度加熱，然后將液體導入熱氣體中，在此處液體被氣化。在主要含有甲烷的進料氣被溴化時，優選將含有低分子量烷烴的進料氣處理，如果需要，通過冷凍冷凝，低溫膨脹、循環溶劑或天然氣加工廠、油精煉廠等通常采用的其它分離方式處理，以減少進料氣中C2+低分子量烷烴的濃度，從而提供較高濃度的甲烷，例如90mo 1%或更高。盡管溴化反應中可以容許一些C2烴，例如約O. I至約10mol%范圍內的濃度，但是超過約O. 2mol%的C3+烴濃度可以導致引起溴化反應器中結垢和堵塞的含碳焦炭狀固體以及下游成分的快速形成。在一些實施方案中，可能是理想的是，對進料氣進行處理以除去不需要的化合物例如硫化合物和二氧化碳。在任何情況中，重要的是注意，本發明方法的進料氣中可以容許少量的二氧化碳例如小于約2mol%。
熱溴化反應器的進料中可以使用的甲烷與溴的比率是進料的C2+含量以及溫度的函數。進料中較低C2+含量和在較低溫度下操作可以允許在較低甲烷與溴的比率下操作。 此外，如果不要求限制熱溴化步驟中存在的所有溴的完全反應，當在熱溴化的下游操作本發明的催化變換反應器時就是這種情況，這可以有助于在較低溫度下操作，并從而有助于在顯著低于前文討論的實施方案所述的2. 5:1的最小甲烷與溴比率下操作。
因此，由于增加催化變換反應器并且由于適當控制進料氣的C2+含量，熱溴化反應器的進料中的甲烷與溴的比率小于約7:1但大于約I. 25:1，優選小于約4:1但大于約I.5:1，并且更優選小于約3:1但大于約1.67:1。可以將進料氣和液溴混合物傳送到熱交換器，在此處將混合物加熱到約300°C至約550°C、但更優選約450°C至約500°C范圍內的溫度，并且在此處將液溴氣化。
此外，在一些實施方案中，進料到熱溴化反應器的混合物中的干燥溴蒸氣基本上是無水的。申請人已經發現，至少在某些情況下這是優選的，這是由于看起來從溴化步驟除去基本上全部水蒸氣基本上排除了不需要的二氧化碳的生成。這可以提高烷烴溴化生成烷基溴的選擇性，因此可能消除了從烷烴生成二氧化碳時產生的大量廢熱。
可以首先將主要含有甲烷和可接受量的C2+低分子量烷烴成分的經加熱的進料氣和溴蒸氣混合物輸送到C1+熱溴化反應器，在此處將進料氣中存在的主要是甲烷和低分子量烷烴的低分子量烷烴熱溴化。如果需要，熱溴化反應器可以含有入口預熱器區(與上文所述的區28、128和228相似)，以保證混合物保持被加熱至約300°C至約500°C的反應引發溫度。在甲烷的情況下，認為根據下列總反應發生甲基溴化物的生成
CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)
可以將生成的烷基溴、溴化氫、未反應的溴和含有未反應烷烴(主要是甲烷)的進料氣的混合物從熱溴化反應器排出并輸送到催化變換反應器。到催化變換反應器的該進料的溫度可以在約350°C至約570°C，更優選500°C至約570°C，并且最優選530°C至約 570°C的范圍內。如對于本領域技術人員顯而易見的是，給定熱溴化反應器的反應器操作條件，由于熱溴化反應是放熱的，可以將導入熱溴化反應器的進料氣和溴加熱到約300°C至約 500°C范圍內的溫度，以保證熱溴化反應器的流出物在對于導入催化變換反應器期望的范圍內。可替代地，在與催化變換反應器中使用的催化劑接觸之前，熱溴化反應器的流出物混合物可以通過本領域技術人員清楚的任何適合方式被加熱或冷卻到約350°C至約570°C范圍內的溫度。
可用于圖16概括示出的本發明方法的實施方案中的催化變換反應器的催化劑可以是能夠形成金屬鹵化物或金屬氧_鹵化物的金屬元素，包括Fe、Mo、La、Ce、W、Cr、Co、Ni、 Cu、Ag、Zn、Mn、V、Nb、Ta、Ti、Y、Zr、Mg和Ca。可以用于形成催化活性的金屬鹵化物或金屬氧-鹵化物的鹵素是Br、Cl和F，優選Br。
盡管起初可以作為分散在催化劑載體上的金屬溴化物制備催化劑，但是通過初濕技術分散金屬氧化物通常是更常見的，所述初濕技術使用金屬硝酸鹽溶液前體，然后干燥并在空氣或其它氧化氣體混合物中在高溫下煅燒。此外，因為許多金屬溴化物鹽是吸濕性的，所以處理、儲存和運輸可能需要特殊的手段。因此，變換反應器中使用的催化劑只有金屬氧化物狀態可能是最實用、商購可得的。這樣的金屬氧化物催化劑可以起初在圖16的催化變換反應器中使用，由于它與溴化氫、甲基溴化物、二溴甲烷或其它烷基溴反應，所以隨著時間的推移它將被轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。但是，因為金屬氧化物催化劑在催化變換反應器中的活性略小于金屬溴化物或金屬氧_溴化物的活性，并且碳損失或焦化被增加直到轉化完成，所以理想的是，在將進料導入催化變換反應器之前將起初的金屬氧化物催化劑通過任何適合的方式，例如通過與溴化氫和載氣例如甲烷或氮氣的反應，原位轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。
在催化變換反應器中，來自熱溴化反應器的流出物含有的烷基溴中可能存在的二溴代和三溴化烷烴中的大部分可以在與進料中存在的未反應烷烴成分(主要是甲烷)反應時選擇性地轉化成單溴化烷烴。作為實例，其中C1和二溴甲烷是反應物，認為轉化按照下列總反應發生
CH4+CH2Br2 — 2CH3Br
由于在熱和催化這兩個反應器中的高溫，單質溴有可能基本上完全轉化。認為催化變換反應器中使用的催化劑促進了二溴甲烷與甲烷的選擇性反應，經由溴(由二溴甲烷在催化劑表面上的解離吸附提供)與甲烷的選擇性催化反應生成甲基溴化物。
根據圖1-9所示的和上文詳細描述的本發明方法的實施方案，可以將含有顯著增加比率的單溴化烷烴對二 -或三-溴化烷烴的來自催化變換反應器的流出物輸送到例如合成反應器用于進一步處理。
由所述工藝產生的或進料氣中含有的C2+成分(其被除去以使C1+熱溴化的進料含有可接受量的C2+并且特別是C3+)可以在C2+熱溴化反應器中使用一部分液溴進料來處理。 C2+熱溴化反應器在約4:1至約I. 25:1范圍內，優選約2:1但大于約I. 5:1范圍內的燒烴與溴比率和約250°C至550°C范圍內的溫度下操作。可以將來自C2+熱溴化的流出物含有的各種烷基溴和溴化氫進行進一步處理，例如通過與催化變換反應器的流出物混合并將該混合物輸送到催化合成反應器，在此處混合物中的各種烷基溴經受脫鹵化氫/低聚反應生成更高分子量烴產物和額外的溴化氫。
圖17概括示出的本發明方法的一個實施方案與圖16示出的及上文描述的相似，不同之處是在輸送到其中液溴被氣化的熱交換器(可替代地，可以首先將氣體過度加熱并將液體導入熱氣體中，在此處液體被氣化)之前，將液溴與含有甲烷(CH4)的進料氣合并時，還將單獨的液溴流通過噴霧或任何其它的適合方式(例如從惰性填充物的表面蒸發液溴)直接導入溴化反應器。由于熱溴化放熱地進行，溴化反應的熱足以使注入到反應器的液溴直接被氣化，從而使熱負荷和熱交換需求以及與此相關的成本最小化。直接注入到反應器中的液溴的量由所選擇的甲烷與溴的比率和期望的熱溴化反應器的流出物溫度決定。 例如，如果總的甲烷與溴的比率越高，則維持溴化的最低引發溫度并且反應不淬滅可以被直接注入到反應器的液溴份額越大。相反，在具體固定的甲烷與溴的比率下，當直接注入到反應器的液溴份額增加時，在維持最低反應溫度時熱溴化反應器中將出現的溫度上升越小。
圖18概括示出的本發明方法的一個實施方案與圖16示出的及上文描述的相似， 不同之處是可以將進料氣與溴蒸氣的加熱混合物直接輸送到圖18所示的含有適合催化劑的反應器，在此處使得熱溴化和催化溴化基本上連續進行。根據所要求的尺寸制造反應器， 以使其在催化劑床的上方具有足夠的頂部空間，從而形成熱溴化區，在此處經加熱的進料氣混合物(其主要含有甲烷和可接受量的C2+低分子量烷烴成分)與溴蒸氣被熱溴化。如果需要，熱溴化反應器可以包含一個入口預熱器區(與上述的區28、128和228相似)以保證混合物保持被加熱至約300°C至約530°C的反應引發 溫度。在甲烷的情況下，認為根據下列總反應發生甲基溴化物的生成
CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)
可以使生成的烷基溴、溴化氫、未反應的溴和含有未反應烷烴(主要是甲烷)的進料氣的混合物流到催化變換反應區。
催化變換反應區的該進料的溫度可以在約350°C至約570°C，更優選500°C至約 570°C，并且最優選530°C至約570°C的范圍內。給定熱溴化反應區的反應器操作條件，如對于本領域技術人員顯而易見的是，由于熱溴化反應是放熱的，必須將導入熱溴化反應區的進料氣和溴加熱到約300°C至約500°C范圍內的溫度，以保證熱溴化反應區的流出物在對于導入催化變換反應區而言期望的范圍內。可替代地，在與催化變換反應區中使用的催化劑接觸之前，熱溴化反應區的流出物混合物可以通過對于本領域技術人員顯而易見的任何適合方式加熱或冷卻。
可用于圖18概括示出的本發明方法的實施方案中的催化變換反應區的催化劑可以是能夠形成金屬齒化物或金屬氧_齒化物的金屬兀素，并包括Fe、Mo、La、Ce、W、Cr、Co、 Ni、Cu、Ag、Zn、Mn、V、Nb、Ta、Ti、Y、Zr、Mg和Ca。可以用于形成催化活性的金屬鹵化物或金屬氧_鹵化物的鹵素是Br、Cl和F，優選Br。盡管起初可以作為分散在催化劑載體上的金屬溴化物制備催化劑，但是通過初濕技術分散金屬氧化物通常是更常見的，所述初濕技術使用金屬硝酸鹽溶液前體，然后干燥并在空氣或其它氧化氣體混合物中在高溫下煅燒。此外，因為許多金屬溴化物鹽是吸濕性的，所以處理、儲存和運輸可能需要特殊的手段。因此， 變換反應器中使用的催化劑只有金屬氧化物狀態是最實用、商購可得的。這樣的金屬氧化物催化劑起初可以在圖18的催化變換反應區中使用，由于它與溴化反應流出物中存在的溴化氫、甲基溴化物反應，所以隨著時間的推移它將被轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。但是，因為金屬氧化物催化劑在催化變換反應器中的活性略小于金屬溴化物或金屬氧-溴化物的活性，并且碳損失或焦化增加直到轉化完成，所以理想的是，在將進料導入催化變換反應區之前將起初的金屬氧化物催化劑通過任何適合的方式，例如通過與溴化氫和載氣例如甲烷或氮氣的反應，原位轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。
在圖18示出的反應器的催化變換反應區中，來自熱溴化反應區的流出物含有的烷基溴中可能存在的多溴化烷烴例如二-和三-溴化烷烴中的大部分可以在與到該區的進料中存在的未反應烷烴成分(主要是甲烷)反應時選擇性地轉化成單溴化烷烴。作為實例， 其中C1和二溴甲烷是反應物，認為轉化按照下列總反應發生
CH4+CH2Br2 — 2CH3Br
由于在熱反應器和催化反應器這二者中的高溫，溴基本上完全轉化。認為催化變換反應器中使用的催化劑促進了二溴甲烷與甲烷的選擇性反應，經由溴(由二溴甲烷在催化劑表面上的解離吸附提供)與甲烷的選擇性催化反應生成甲基溴化物。
盡管自由基熱溴化反應可以完全在熱溴化反應區的自由氣相中發生，但是至少一部分自由基溴化可以在催化變換反應區的催化反應器床的淺區域中存在的空隙空間內發生和基本上完成，同時在催化變換反應區的出口處達到對單溴代甲烷的期望的選擇性。
根據圖1-9所示和上文詳細描述的本發明方法的實施方案，可以將含有顯著增加比率的單溴化烷烴與二 -或三-溴化烷烴的來自催化變換反應區的流出物輸送到例如合成反應器用于進一步處理。和圖16和17中的實施一樣，由工藝產生的或進料氣中含有的C2+ 成分(其被除去以使到C1+熱溴化的進料含有可接受量的C2+并且特別是C3+)可以在圖16和 17所示的C2+熱溴化反應器中使用一部分液溴進料和經進一步處理的流出物來處理。
根據圖19中概括示出的本發明方法的實施方案，將溴液體與含有甲烷(CH4)的進料氣合并。可以首先將液溴與氣態進料混合，然后加熱該混合物以實現溴氣化，或者可以首先將氣體過度加熱，然后將液體導入熱氣體中，在此處液體被氣化。如果需要，優選的是將含有低分子量烷烴的進料處理以降低進料氣中的C2+低分子量烴的濃度，以便提供在被溴化的主要含有甲烷的進料氣中較高濃度的甲烷，例如90mol%或更高。盡管溴化反應器中可以容許一些C2+烴，但是它的高濃度、并且特別是高濃度的C3+烴可以導致引起溴化反應器中結垢和堵塞的含碳焦炭狀固體以及下游成分的快速形成。在一些實施方案中，可能理想的是，對進料氣進行處理以除去不需要的化合物例如硫化合物和二氧化碳。在任何情況中，重要的是注意，本發明方法的進料氣中可以容許少量的二氧化碳，例如小于約2mol%。
熱溴化反應器的進料中可以使用的甲烷與溴的比率是進料中的C2+含量以及溫度的函數。進料中較低C2+含量和在較低溫度下操作可以允許在較低甲烷與溴的比率下操作。 此外，如果不需要限制熱溴化步驟中存在的所有溴完全反應(當在熱溴化的下游操作本發明的催化變換反應器時就是這種情況)，這可以促進在較低溫度下操作，并從而促進在基本上低于前文優選的2. 5:1的最小比率的甲烷與溴下操作。因此，由于增加催化變換反應器并且由于適當控制進料氣的C2+含量，因此，熱溴化反應器的進料氣中的甲烷與溴的的摩爾比小于約7:1但大于約I. 25:1，優選小于約4:1但大于約I. 5:1，并且更優選小于約3:1但大于約I. 67: I。可以將進料氣通入約300°C至約550°C、但更優選約350°C至約500°C范圍內的熱交換器，在此處將液溴氣化。
將經加熱的進料氣導入反應器，在此處主要含有甲烷和可接受量的C2+低分子量烷烴成分的進料氣中存在的低分子量烷烴的溴化可以熱進行。如果需要，熱溴化反應器可以包含一個入口預熱器區(與上述的區28、128和228相似)，以保證混合物保持被加熱至約300°C至約550°C范圍內的反應引發溫度。在甲烷的情況下，認為根據下列總反應發生甲基溴化物的生成
CH4 (g) +Br2 (g) — CH3Br (g) +HBr (g)
接下來可以將得到的未反應的溴、烷基溴、溴化氫、和含有未反應烷烴(主要是甲烷)的進料氣的混合物冷卻并輸送到分餾塔，在此處將多溴化烷烴例如二 _和三_溴化烷烴從該混合物除去。將含有這樣的多溴化烷烴的分餾塔底部液體通入分餾塔再沸器，其使一部分液體氣化，從而從液體中的較重多溴化烷烴汽提殘余的較輕單溴代甲烷；這些蒸氣被再循環到分餾塔。然后將多溴化烷烴與主要含有甲烷的進料氣合并，氣化并預熱到約 450°C至約500°C的溫度，并導入催化變換反應器，在此處多溴化烷烴與甲烷反應進一步主要形成單溴化烷烴和溴化氫。根據圖1-9所示和上文詳細描述的本發明方法的實施方案， 可以將烷基溴和溴化氫從催化變換反應器輸送到例如合成反應器用于進一步處理。可以將與分餾塔中的多溴化烷烴分離的分餾塔塔頂餾出物中的成分傳送到冷凝器，在此處可以將任何剩余的多溴化烷烴冷凝并且回流到分餾塔。根據圖1-9所示和上文詳細描述的本發明方法的實施方案，也可以將主要包含烷基溴和溴化氫的剩余的料流輸送到例如合成反應器用于進一步處理。
由工藝產生的或進料氣中含有的C2+成分(其被除去以使到C1+熱溴化的進料含有可接受量的C2+并且特別是C3+)可以在C2+熱溴化反應器中使用一部分液溴進料來處理。C2+ 熱溴化反應器在約4:1至約I. 25:1范圍內，優選約2:1但大于約I. 5:1范圍內的烷烴與溴比率和約250°C至約550°C范圍內的溫度下操作。可以對來自C2+熱溴化的流出物含有的各種烷基溴和溴化氫進行進一步處理，例如通過與催化變換反應器的流出物混合并將該混合物輸送到催化合成反應器，在此處混合物中的各種烷基溴經受脫鹵化氫/低聚反應生成更高分子量烴產物和額外的溴化氫。
可用于圖19概括示出的本發明方法的實施方案中的催化變換反應器的催化劑可以是能夠形成金屬鹵化物或金屬氧_鹵化物的金屬元素，包括Fe、Mo、La、Ce、W、Cr、Co、Ni、 Cu、Ag、Zn、Mn、V、Nb、Ta、Ti、Y、Zr、Mg和Ca。可以用于形成催化活性的金屬鹵化物或金屬氧_鹵化物的鹵素是Br、Cl和F，優選Br。盡管起初可以作為分散在催化劑載體上的金屬溴化物制備催化劑，但是通過初濕技術分散金屬氧化物通常是更常見的，所述初濕技術使用金屬硝酸鹽溶液前體，然后干燥并在空氣或其它氧化氣體混合物中在高溫下煅燒。此外， 因為許多金屬溴化物鹽是吸濕性的，所以處理、儲存和運輸可能需要特殊的手段。因此，變換反應器中使用的催化劑只有金屬氧化物狀態是最實用、商購可得的。這樣的金屬氧化物催化劑起初可以在圖16的催化變換反應器中使用，由于它與熱溴化反應流出物中的溴化氫、甲基溴化物、二溴甲烷或其它烷基溴反應，所以隨著時間的推移它將被轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。但是，因為金屬氧化物催化劑在催化變換反應器中的活性略小于金屬溴化物或金屬氧_溴化物的活性，并且碳損失或焦化增加，直到轉化完成，所以理想的是，在將進料導入催化變換反應器之前，將起初的金屬氧化物催化劑通過任何適合的方式，例如通過與溴化氫和載氣例如甲烷或氮氣反應，原位轉化為金屬溴化物或金屬氧_溴化物或其混合物。34
在催化變換反應器中，可能存在于來自熱溴化反應器的流出物含有的烷基溴中的大部分多溴化烷烴，例如二 _和三_溴化烷烴，可以在與進料中存在的未反應烷烴成分(主要是甲烷)反應時，選擇性地轉化成單溴化烷烴。作為實例，其中C1和二溴甲烷是反應物， 認為轉化按照下列總反應發生
CH4+CH2Br2 — 2CH3Br
由于在熱反應器和催化反應器這二者中的高溫，溴基本上被完全轉化。認為催化變換反應器中使用的催化劑促進了二溴甲烷與甲烷的選擇性反應，通過溴(由二溴甲烷在催化劑表面上的解離吸附提供)與甲烷的選擇性催化反應生成甲基溴化物。
圖16-19所示和上文描述的包括溴化反應器的催化溴化流程圖可以用來代替圖 2-13所示和上文 描述的本發明方法的任一實施方案中的包括反應器30、130和230的溴化流程圖。認為與其它溴化流程圖所能達到的碳效率相比，根據圖16-19中概括示出的本發明方法的任一催化溴化實施方案的溴化導致在低得多的甲烷與溴的比率下碳效率增加。這可以導致更高的產品收率、更長的循環長度、容器體積和氣體再循環、產物回收以及實用要求的減少，從而顯著提高了工藝的整體經濟性。
盡管圖16、17和19不出和上文描述的本發明方法的實施方案公開了將液溴氣化以獲得用于導入溴化反應器的溴蒸氣與適當進料氣的混合物的不同方法，但是對于本領域技術人員顯而易見的是，這些實施方案中所述的溴化反應器可以只是通過供給適當進料氣與溴蒸氣的混合物來操作，例如其中溴是商購可得的或作為蒸氣形式的工藝流。此外，圖18 示出和上文描述的本發明方法的實施方案公開了，在導入溴化反應器之前，將適合的進料氣與溴蒸氣的混合物加熱，但是對本領域技術人員顯而易見的是，在導入該實施方案所述的反應器之前，可以根據圖16、17或19的實施方案將溴液體氣化，其中溴是商購可得的或作為液體形式的工藝流。
盡管圖16-19以簡單外部加熱的熱交換器示出了將進料氣、溴混合物加熱到足以引發熱溴化的溫度的方法，但是加熱該混合物的其它方法對于本領域技術人員是顯而易見的。例如，通過與其它熱工藝流交叉交換、注射熱惰性材料、電磁輻射、電離輻射、放電和引燃火焰的加熱可以用于將進料氣與溴蒸氣的混合物加熱到足以引發熱溴化的溫度。可以在將混合物引入熱溴化反應器或區之前、在熱溴化溴化反應器或區中或者這兩者進行這些方法。
為了幫助更好地理解本發明，給出一些實施方案的某些方面的下列實施例。不應以限制或限定本發明的整個范圍的任何方式理解或解釋下列實施例。
實施例I
使各種混合比率的甲烷與氣化的溴的混合物在未填充(un-packed)的管式反應器中垂直向上流動，所述反應器使用電熱元件在三個區進行外部加熱。頂部(出口)區保持在約494°C的平均溫度，中間區保持在約450°C的平均溫度，而入口(預熱)區在約150°C至約300°C范圍內的不同溫度下操作。反應停留時間范圍為約2. O至4. 5秒。如圖14中所示的，將導入溴化反應器的甲烷與溴的的摩爾比增加到超過2. 5導致約70%的單溴化選擇性的顯著增加。在約5的甲烷與溴的摩爾比下，單溴化選擇性平均為約80%，而在約10的甲烷與溴的摩爾比下，單溴化選擇性超過80%。如圖15中進一步示出的，在短的停留時間下獲得了在超過2. 5的甲烷與溴的比率下該增加的單溴化選擇性，所述停留時間對于4. 8的比率是約3. 25秒，對于約5. 2的比率是約2秒。在約2. I (其低于約2. 5的優選最小比率)的低甲烷與溴的比率下獲得的一組示例性數據點，反應器流出物中CH3Br濃度平均為約16. 8mol%, CH2Br2濃度平均為約6. 8mol%, HBr濃度是不期望地高，平均為約33. 7mol%。 在約2. 6的甲烷與溴的比率下，剛好超過約2. 5的最小優選比率，反應器流出物中CH3Br濃度平均為約15. 4mol%,CH2Br2濃度平均為約5mol%，HBr濃度平均為約26. 4mol%。在約4. 8 的更優選的甲烷與溴的比率下，反應器流出物中CH3Br濃度平均為約10. 7mol%, CH2Br2濃度平均為約3. Imo 1%,且HBr濃度平均為約16. 8mol%。
實施例2
根據本發明，與在約490°C和約650° hr-1的GHSV下操作的標稱I英寸直徑的催化變換反應器(R-Ib)串聯的外部加熱的敞開管(標稱3/8英寸直徑)實驗室規模的熱溴化反應器(R-Ia)在上游操作。控制甲烷、溴和氮氣的料流至以3:1或2:1的目標進料CH4 = Br2 比率進料到第一敞開的管式熱溴化反應器。對于這兩個目標CH4:Br2進料比率混合物中的每一個而言，將第一敞開的管式熱溴化反應器加熱(以從底部入口到頂部出口的425°C、 450°C和470°C的三區溫度分布)以在敞開的管式熱溴化反應器中引發熱氣相自由基溴化反應。下表示出了對于兩種不同的目標甲烷-溴混合物，催化變換反應器的入口和出口氣體的樣品組成。當在催化變換反應器的上游引發熱溴化時，到催化變換反應器的進料具有對一溴甲烷(MeBr或CH 3Br)較低的選擇性而對二溴甲烷(DBM或CH2Br 2)較高的選擇性， 盡管熱溴化反應器中生成的CH2Br2與過量的未反應烷烴(甲烷)在催化變換反應器中的催化劑上反應以將CH2Br2轉化為CH2Br,從而導致高的對一溴甲烷的最終出口選擇性(見表I 和2中的結果)。
表I
3:1甲統與溴的比率目標敞開管進料變換反應器入O樣品變換反應器出口樣品425/45D/4751C下的敞開的管式反應器(引發熱澳化反雇)CH4, MoW52.542. 739.9Br2, moll17. 50.0O. OCH,ir aoil0.08.214.0CH1Br2, mol%0.06. 31. O一溴甲烷選擇性，I56.693. 3
表權利要求
1.一種方法，其包括 使烷基溴在催化劑的存在下反應以生成溴化氫和烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物；和 使所述溴化氫與金屬氧化物反應以至少生成金屬溴化物，從而從所述烴產物中除去至少一部分所述溴化氫。
2.權利要求I所述的方法，其中至少一個反應步驟在微通道反應器中進行。
3.權利要求2所述的方法，還包括 使溴與較低分子量烷烴反應以生成包含所述烷基溴的溴化產物。
4.權利要求3所述的方法，其中所述溴與所述較低分子量烷烴在至少約2.5 :1的甲烷與溴摩爾比下反應，以生成所述溴化產物，所述方法還包括 使所述烷基溴與C2+烴在催化劑存在下反應，以將存在于所述烷基溴中的至少一部分二溴化烷烴和三溴化烷烴轉化為單溴化烷烴，此后使所述烷基溴反應以生成所述烴產物。
5.權利要求2所述的方法，還包括 使所述金屬溴化物與氧反應以至少生成所述金屬氧化物和溴。
6.權利要求5所述的方法，還包括 使在所述金屬溴化物與氧反應的步驟中生成的溴再循環到所述其中生成溴化產物的步驟中。
7.權利要求5所述的方法，還包括 使處于還原價態的金屬溴化物與在所述金屬溴化物與氧反應的步驟中生成的溴反應，生成處于氧化態的金屬溴化物，以存儲溴以待后用。
8.權利要求7所述的方法，還包括 在另一微通道反應器中加熱處于氧化價態的所述金屬溴化物的至少一部分，以至少生成溴和處于還原價態的所述金屬溴化物。
9.系統,包括 合成反應器，其用于使烷基溴在催化劑的存在下反應以生成溴化氫和烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物；和 金屬氧化物反應器，其用于使所述溴化氫與金屬氧化物反應以至少生成金屬溴化物，從而從所述烴產物中除去至少一部分所述溴化氫。
10.權利要求9所述的系統，其中所述合成反應器和所述金屬氧化物反應器中的至少一者是微通道反應器。
11.權利要求9所述的系統，還包括 溴化反應器，其用于使溴與較低分子量烷烴反應以生成包含所述烷基溴的溴化產物。
12.權利要求11所述的系統，其中所述溴化反應器、所述合成反應器和所述金屬氧化物反應器中的至少一者是微通道反應器。
13.權利要求11所述的系統，其中所述溴化反應器在至少約2.5 1的甲烷與溴摩爾比下操作，以生成所述溴化產物，所述系統還包括 變換反應器，其用于使所述烷基溴與C2+烴在催化劑存在下反應，以將存在于所述烷基溴中的至少一部分二溴化烷烴和三溴化烷烴轉化為單溴化烷烴，此后將所述烷基溴引入到所述合成反應器中。
14.權利要求13所述的系統，其中所述溴化反應器、所述變換反應器、所述合成反應器和所述金屬氧化物反應器中的至少一者是微通道反應器。
15.權利要求9所述的系統，還包括 氧化反應器，其用于使所述金屬溴化物與氧反應，以至少形成所述金屬氧化物和溴。
16.權利要求15所述的系統，其中所述合成反應器、所述金屬氧化物反應器和所述氧化反應器中的至少一者是微通道反應器。
17.權利要求15所述的系統，還包括 溴存儲反應器，其用于使處于還原價態的金屬溴化物與在所述氧化反應器中生成的溴反應，生成處于氧化態的金屬溴化物，以存儲溴以待后用。
18.權利要求17所述的系統，其中所述合成反應器、所述金屬氧化物反應器、所述氧化反應器和所述溴存儲反應器中的至少一者是微通道反應器。
19.一種方法,包括 使烷基溴在位于微通道反應器的至少一個工藝流體通道中的催化劑的存在下反應，以生成溴化氫和烴產物，所述烴產物包含烯烴、更高分子量烴或它們的混合物；和 使所述溴化氫與金屬氧化物反應以從所述烴產物中除去至少一部分所述溴化氫。
20.權利要求19所述的方法，其中所述催化劑位于所述微通道反應器內的限定所述至少一個工藝流體通道的至少兩塊相對板的至少一個面上。
全文摘要
將氣態烷烴轉化為烯烴、更高分子量烴或其混合物的方法，其中使包含烷烴的氣態進料與干燥溴蒸氣進行熱反應或催化反應以生成烷基溴和溴化氫。烷基溴中存在的多溴化烷烴可在適合的催化劑上進一步與甲烷反應，生成單溴化物質。然后烷基溴與溴化氫的混合物可在適合的催化劑上在足以生成烯烴、更高分子量烴或其混合物和溴化氫的溫度下反應。公開了從更高分子量烴中除去溴化氫、由溴化氫產生溴用于工藝中、存儲和隨后釋放溴用于工藝中、在溴化步驟中選擇性地生成單溴化烷烴的各種方法和反應。本發明的方法中的一個或多個反應器可以采用微通道反應器。
文檔編號C07C1/00GK102947249SQ201180028900
公開日2013年2月27日 申請日期2011年6月3日 優先權日2010年6月14日
發明者R·T·布里基, G·A·利塞夫斯基, J·J·韋屈利斯, S·D·約克 申請人:馬拉索恩科技有限責任公司