用流化床反應器進行烴類轉化的方法和設備的制作方法

專利名稱：用流化床反應器進行烴類轉化的方法和設備的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及根據權利要求1的前序部分的烴類轉化方法。
根據本發(fā)明方法，將要加工的氣體或液體烴類原料通入用處于流化態(tài)下的循環(huán)固體顆粒物質進行操作的反應器(后面稱做“流化床反應器”)，在高溫和在能夠穩(wěn)定轉化過程能量平衡的流化固體顆粒介質存在下，原料在反應器中進行轉化。
本發(fā)明還涉及基于權利要求11的前序部分的烴類處理和轉化設備。
通常都將流化床反應器用于烴類的轉化過程。在反應器中，利用氣態(tài)烴的向上氣流，將適于熱交換和流態(tài)化的催化劑或類似的顆粒物保持在流化狀態(tài)。典型地，利用一種預流化氣體如蒸汽或循環(huán)產品氣產生最小流化流動。在用其流速線速度被調節(jié)到接近最小流化流速的介質操作的普通流化床反應器中，顆粒物保留在反應器流化床中，而不是以顯著數量和烴物流一起被帶出反應器。
反之，如果流速明顯高于最小流化流速，流化床的上表面就變得不明確，事實上，形成了一個固體顆粒含量沿垂直方向減少的區(qū)域。在足夠高的流速下，這種影響導致實際上所有的顆粒物都隨同維持流化態(tài)的烴物流被帶走。于是，必須用旋風分離器將固體顆粒由離開反應器的出口烴物流中分離出來并且直接或經過再生器循環(huán)回至反應器底部。這種體系或者叫做循環(huán)流化床(CFB)，或者類似地，如果在懸浮固體顆粒中發(fā)生化學反應時，叫做循環(huán)流化床反應器(CFBR)。
在烴類催化裂解技術中使用最普遍的反應器體系之一是FCC裝置，它主要包括在快速流化流動狀態(tài)下操作的提升管(riser tube)(反應器)，在稀釋懸浮相狀態(tài)下操作的，將催化劑由反應產物中分離的幾臺旋風分離器和操作在流化床狀態(tài)下的大容量再生器。這種FCC裝置的例子可由US Pat．No．4，957，617中闡述的實施例為代表。
催化流化床反應器在其它方面的應用實例有-催化重整，-鄰苯二甲酸酐或馬來酸酐的制備，
-甲烷的氧化二聚，-費-托合成，-脫氫，-甲烷、乙烷及類似烷烴的氯化和溴化，和-甲醇轉化為烯烴或汽油。
使用流化床反應器的非催化過程的例子有-熱裂解-催化劑再生，和-氣化過程。
適宜的物理過程例如-干燥，-兩種氣體間的熱交換，和-吸附。
在以上列舉的過程中，特別是催化裂解、脫氫、費-托合成、甲醇轉化為烯烴(MTO)，和還可能有仍處于實驗階段的甲烷氧化二聚，具有重要的經濟價值。
通常的反應環(huán)境有某些固有的缺點。例如，通常流化床反應器的反應時間難以控制，而且催化劑／固體顆粒物與反應器結構之間的磨損是一個主要的設備問題。當要求過程控制于短停留時間及高反應溫度時，這些問題特別突出。在按放大設計制造的化學反應器中，氣體和固體顆粒兩者的停留時間都必須保持不變。但是，固體顆粒在較大直徑反應器中的停留時間會變長，因為器壁附近的固體顆?；亓髁吭黾?。為了克服這一影響，必須加大流速，這就需要更高的反應器來保證氣體停留時間不變。
構成過程設備主要部分的分離氣體與固體顆粒／催化劑顆粒的設備也受到下面詳細討論的問題的制約顆粒物和離開反應器的產品氣之間的分離是利用離心力在旋風分離器中進行的。一般，旋風分離器具有單口結構，即它們僅有一個顆粒物懸浮體進口噴咀，實際上，單口旋風分離器的最大直徑大約是1m，因此，為滿足流通容量的要求，必須將一組旋風分離器并聯起來，而且要將2或3組沿氣流方向串聯起來。
如果一臺旋風分離器能夠由氣流中分離直徑小于15μm的微小顆粒，就認為它是有效的。通常，旋風分離器具有盤旋或螺旋式結構。顆粒物懸浮體沿切線方向進入旋風分離器的圓筒部分，典型地當流體在旋風分離器的圓筒和盤旋部分旋轉7-9圈后，便在離心力作用下分離出來，形成其繼續(xù)部分。還有一種軸向旋風分離器，其中流過管道的氣體被葉片強制旋轉運動，借以將在離心力作用下的固體顆粒推向管壁并在這里由氣體中分離出來。最常用的旋風分離器類型是所謂的Zenz旋風分離器，其中各部分的比例是標準化的，可按圖和計算公式進行設計。通過增加在旋風分離器中流動圈數，增加入口噴咀處的流速，提高固體顆粒密度，減小入口噴咀孔道的橫截面以及降低氣體粘度，可提高旋風分離器的分離效率。
在一般單口旋風分離器中，固體顆粒流以均勻的高流速氣體懸浮噴射流撞擊旋風分離器內壁，其典型流速在第一級旋風分離器中是20-25m／s，在第二級旋風分離器中是大約35m／s，在第三級旋風分離器中是大約40m／s。撞擊射流流速必須很高，因為旋風分離器入口噴咀寬度(射流寬度)一般是，例如在標準Zenz旋風分離器中，旋風分離器直徑的大約四分之一，而且必須將顆粒物在撞擊射流的整個寬度上帶到旋風分離器內壁附近以達到分離固體顆粒之目的。在這類旋風分離器中，最易受磨損的地方是受懸浮固體顆粒射流沖擊的旋風分離器的內壁區(qū)域。
本發(fā)明的一個目的是克服現有技術的上述缺點并在一種能提供橫向混合(lateral mixing)效率最大的一種新型流化床反應器中實現流態(tài)化。本發(fā)明的另一目的是提供一種可將反應后的固體顆粒以最快的速度和最高的效率由產物氣體中分離反應器結構。
根據本發(fā)明，烴類轉化在循環(huán)流化床反應器中進行，其中反應空間，即反應器流化空間包括在兩個同心放置的圓筒之間或同心圓錐之間的軸向環(huán)狀橫截面的殼間空間，典型情況下為液相的原料在該空間是首先蒸發(fā)，然后在顆粒物存在和高溫下轉化為反應產物，該顆粒物可兼有催化劑性能。該原料也可以是氣相。反應產物離開反應器后，通常進行蒸餾或用其它方法進行純化，使之變成有用的鎦分。該新型反應器尤其適用于催化裂解和熱裂解，脫氫以及甲烷的氧化二聚。
此外，根據本發(fā)明，還使用多入口(下文也叫“多端口”(“multiport”))旋風分離器將顆粒物由反應氣中分離，該旋風分離器直接安裝在軸向環(huán)形反應器提升管空間(riser space)之上。這種安排可以縮短反應停留時間，因為多端口旋風分離器比單口旋風分離器能更快、更有效地把顆粒物由反應氣流中分離出來。顆粒物可經過固體顆?；亓魍ǖ溃蛳陆祷亓鞴苎h(huán)至再生器，該下降回流管由兩個同心圓筒之間或同心圓錐之間形成的軸向環(huán)形橫截面的殼間空間所構成。
更具體地說，根據本發(fā)明的方法的特征可用權利要求1中特征表述部分來說明。
此外，根據本發(fā)明的設備的特征可用權利要求11中特征表述部分來說明。
在本發(fā)明敘述過程中，術語“停留時間”是指烴分子由反應器進料點到旋風分離器出口管的平均停留時間，所說時間在0．05-10s之間變化，典型的是0．1-5s之間，術語“高溫”是指100-1000℃的溫度。該反應器適用于如下過程催化裂解和熱裂解、脫氫、費-托合成、馬來酸酐制備、甲烷氧化二聚及其它一些過程。
術語“反應產物”用以表示由以上所說過程得到的產物。因此，反應產物可能包括，例如主要含輕烯烴如丙烯、正丁烯、異丁烯和戊烯的裂解和脫氫產物。
術語“固體顆?！庇靡员硎驹诜磻臻g形成懸浮體的顆粒物。如果反應器是用來進行催化反應，典型的顆粒物包括固體催化劑顆粒。當反應器用于熱過程時，顆粒物由用于將熱量或物質傳入或傳出反應空間的惰性粒子所構成。催化劑選擇要適應過程要求。因此，催化裂解典型地是使用天然或合成的硅酸鋁、沸石和氧化鋁。通常的沸石包括沸石X和Y，它們可以被鑭系元素穩(wěn)定化。脫氫過程可以使用例如鉻-鋁氧化物催化劑。
一般，本發(fā)明最適用于需要短停留時間的高溫吸熱和放熱過程。例如催化裂解或熱裂解、脫氫、費-托合成、MTO以及甲烷氧化二聚。根據第一優(yōu)選實施方案，基于本發(fā)明的反應器被用于進行催化裂解，其中反應器原料可以是輕粗柴油、重柴油或輕殘油，用以生產輕質烯烴和／或汽油。在裂解時，過程溫度約為520-650℃，和停留時間在0．5-5s之間。
根據第二優(yōu)選實施方案，基于本發(fā)明的反應器被用于進行熱裂解，其中殘油或其它重質烴被供料給反應器以便裂解為較輕的烴鎦分。該過程的溫度是650-1000℃，停留時間在0．2-0．5s之間。
根據第三優(yōu)選實施方案，反應器被用于含戊烷、異丁烷、正丁烷、丙烷或它們的混合物的原料的脫氫，過程溫度為650-750℃，停留時間在0．4-2s之間，目的是制備戊烯、異丁烯、正丁烯、丙烯或它們的混合物。
根據第四優(yōu)選實施方案，反應器被用于天然氣原料中甲烷的氧化二聚，過程溫度為800-900℃，停留時間在0．08-0．3s之間。
根據第五優(yōu)選實施方案，含烴的反應器原料被氣化，即，被空氣或其它含氧氣體部分氧化為合成氣，即至少含一氧化碳和氫的氣體。部分熱氧化發(fā)生在1000-1300℃而部分催化氧化發(fā)生在700-1000℃，停留時間足以使化學反應基本上達到平衡。為了增加所產合成氣中氫的比例并達到熱平衡，可將蒸汽追加引入反應。
下面將借助于詳細敘述和幾個示例性實施方案更仔細地考察本發(fā)明，這些實施方案的設備結構參照附圖加以說明，其中

圖1是一種設備結構優(yōu)選實施方案的側視圖，該設備特別適用于催化裂解和熱交換過程；和圖2是根據本發(fā)明的一種簡化反應器實施方案基本結構的側視圖。
適于一般由鏈烷烴原料在循環(huán)床反應器中進行烴類轉化的根據本發(fā)明的反應器主要包括在兩個同心安裝的垂直圓筒或圓錐之間形成的反應空間，從而該反應空間和向下回流管有一個軸向環(huán)形橫截面。進料噴咀位于該反應空間的底部，液體，有時是氣體原料經過該噴咀進入該反應空間。原料噴咀通常是朝上排列的。惰性固體顆粒或催化劑沿著向下的回流管被取出，通過安裝在反應器外殼的環(huán)形口或者通過多個開在所說反應器外殼上的多個較小開口進到反應器底部，向下的回流管以軸向環(huán)狀方式環(huán)繞著反應器。利用在反應器外殼周圍安裝的圓筒形物(clylinder)來有效地控制進入反應器的固體顆粒流速，所說圓筒形物(clylinder)的轉動或提升能使固體顆粒進口節(jié)流。普通閥門也可用來控制由向下回流管返回反應器的固體顆粒流。
在根據本發(fā)明的反應器用以進行催化裂解的本發(fā)明優(yōu)選實施方案中，反應器可與另一反應器同心安裝。于是，兩反應器中的內反應器用作裂解反應器，而外反應器則用作再生器，其中催化劑被再生并加熱到要求的溫度。催化劑由反應器本身經過軸向環(huán)形出口通道，或向下回流管，和通向反應器流化空間的通道轉移到再生器。也稱做通向反應器催化劑返回通道的向下回流管形成了一個軸向環(huán)形橫截面空間。
固體顆粒通過其入口進入反應空間并在反應器的軸向環(huán)形提升管與向上的預流化氣流混合，其中固體顆粒通過軸向環(huán)狀提升管到達原料入口噴咀的高度。在這里當被粉碎成小滴的液體原料與向上的顆粒物熱物流相遇時，原料被汽化并加熱到反應溫度。固體顆粒流速將會因原料的汽化而增加。當流速大大超過最低流化速度時，固體顆粒將跟著氣體流動，但其速度低于氣流速度。由安裝在反應空間上端的反應器的多端口旋風分離器構成的分離單元完成顆粒物從固體顆粒懸浮物中的分離。固體顆粒由旋風分離器，以再生后，通過圍繞反應器提升管的軸向環(huán)形向下回流管回到反應器中。反應產品氣由旋風分離器的中心管被移去。
具有軸向環(huán)形橫截面的提升管通道可在例如兩個同心旋轉圓筒面之間形成，從而外圓筒殼的內表面構成反應空間的外壁，而內圓筒殼的外表面構成反應空間的內壁。因此，由兩個同心裝配的圓筒殼層構成的基于本發(fā)明的反應器結構，導致一種緊湊的，堅固的并且容易安裝的反應器結構。
在垂直方向上，反應器提升管空間的軸向環(huán)形 橫截面可以保持不變，從而使由垂直圓筒或圓錐殼層形成的反應器壁空間在反應器提升管的整個高度上保持不變。也可以使反應器橫截面作為高度坐標的函數而加以改變，這一方案可用以影響反應器的流化特征。
必要時，可將反應器提升管空間軸向地分隔成同心的幾部分。這種分隔可通過在兩個同心圓筒殼層間形成的反應空間中安裝附加的同心圓筒狀或螺旋形擋板而完成。使用螺旋形擋板時減小擋板的螺角可在給定反應器高度下延長烴類和催化劑在提升管通道中的停留時間。在某些情況下，擋板作為反應器結構的加固件是必須的。另外由一組(例如6-20)沿圓周等距配量軸向平行排列的管子構造反應器提升管空間可得到同樣的結果。
由以上討論顯然可知，本發(fā)明介紹中所用術語“軸向環(huán)形橫截面”必須理解為包括所有那些其中構成反應提升管橫截面的元件至少基本上是沿軸向環(huán)形反應器提升管圓周配置的可能實施方案。反應器軸向橫截面不一定是連續(xù)圓環(huán)形，雖然這一實施方案是有利的。更確切地說，軸向環(huán)形反應器提升管包括軸向環(huán)形橫截面空間其可以是連續(xù)的，或者被例如擋板或管子分割成的軸向平行的向上運行的提升管弓形段的。
用作由反應產物流中除去顆粒物的固體顆粒分離單元的多端口旋風分離器與反應器提升管上部相連接。要處理的固體顆粒懸浮物經過一組入口進入旋風分離器室內。入口可以是對稱地或非對稱地沿著圍繞垂直軸的圓相互隔開。將入口對稱排列是有利的，因為反應器提升管通道具有軸向環(huán)形橫截面，這意味著通過提升管通道橫截面的流動方式是均勻的。旋風分離器裝有葉片，可以產生離心分離所需要的渦流。葉片一般在旋風分離器室的圓周周圍排列成圓形，以便形成提供多個平行氣體入口的百葉窗。
本發(fā)明有很大的優(yōu)越性。安裝在軸向環(huán)形反應器提升管上面的多端口旋風分離器在流體動力學及過程工程方面提供了比通常的布置及單口旋風分離器很大的優(yōu)越性。這時，旋風分離器可有與一般多端口旋風分離器相似的結構，但最有利地使用環(huán)形百葉窗式入口，這樣可以得到最大比例的容許氣體-懸浮固體顆粒流進入的環(huán)形入口面積。后面將在本文中闡明由軸向環(huán)形橫截面提升管和與之相連的多端口旋風分離器兩者提供的基于本發(fā)明結構的主要優(yōu)點。
如前所述，在基于本發(fā)明的設備中，固體顆粒的橫向混合與在通常的管式提升管中相比，可在較短距離內發(fā)生。因此，溫度和濃度差別很快被均衡，比在管式反應器中更均勻，這是化學流化床反應器的一個重要設計目標。例如，在外徑大約1．67m，內徑大約1．35m實際大小的軸向環(huán)形提升管中，橫向混合距離是160mm。相反，同樣橫截面積(0．76m2)的管式提升管的內徑(橫向混合距離)為983mm，是環(huán)形提升管的6倍。這里，如果希望管式提升管有較短的橫向混合距離，必須大大增加反應器的高度。
由于橫向混合距離短，可使穿越反應器橫截面的原料流動更均勻。由于上述原因，在加料點之前使流動穩(wěn)定的預流化區(qū)被制作的更薄。
還應提到的是，根據本發(fā)明的軸向環(huán)狀提升管可在此管式提升管更小的流速下操作，這樣可減少反應器中結構材料的磨損并使設備尺寸的放大更容易，更成功。此外，設備高度可以降低，從而可以緩解與結構設計和熱膨脹有關的問題。
根據一個優(yōu)選的實施方案，基于本發(fā)明的設備可包括一臺具有在兩個同心圓筒殼層之間形成的軸向環(huán)形橫截面的提升管空間的內反應器和一臺環(huán)繞的外再生器，其中被污染的催化劑固體顆?；蚶鋮s的傳熱顆粒物可得到再生以便返回到過程中。很顯然，基于本發(fā)明的反應空間概念可以應用到各種過程并可以同與上述結構不同的再生器相結合。但是，本文討論的再生器實施方案特別有利，因為固體顆粒側向走行的距離大大縮短，甚至一臺大再生器相對于其直徑可做得很矮，因而只需要較小的支架，再生器的熱膨脹問題大大減小，反應器-再生器結構形成一個緊湊，堅固和易于安裝的統(tǒng)一體。
借助以下流動設計方法，基于本發(fā)明的結構克服了磨損問題在多端口旋風分離器中，固體顆粒懸浮物流以許多小的固體顆粒射流入射至旋風分離器內表面，而不是以單個強沖擊固體顆粒流進入，從而使結構磨損問題變小，變緩和?；诒景l(fā)明的與反應器連接的旋風分離器高度可減至標準旋風分離器的一半(導致停留時間減半)，這是因為新型旋風分離器流動動力學得到改善，使其尺寸可更薄(由于入口窄)。
由于旋風分離器的多端口結構，其入口可以很窄，從而催化劑層變淺，而且入口處的流速大大低于通常的單口旋風分離器，在通常單口旋風分離器中入口寬度的減小需要增加通道的高度，使旋風分離器變高，并使輸送通道變長，形狀笨重。使用較低的旋風分離器入口流速可進一步降低磨損速度，這一速度依賴于流速的4-5次冪。
在-FCC預分離旋風分離器中的實驗表明，氣體由提升管頂部至旋風分離器出口的停留時間大約是1．0- 2．0s，此后，反應產品在分離容器中在高溫下再停留5-40s。一些有價值的化合物在這段時間將會由于化學反應而損失。與此相反，由于催化劑同時由提升管頂部的每個點進入旋風分離器，所以基于本發(fā)明的結構提供了可以準確控制的反應時間。必要時，產品可在旋風分離器出口噴咀的出口點立即冷卻，不需要分離容器。
由以下實施例顯然可以看出多端口旋風分離器可達到比普通旋風分離器大大改善的分離效率在于室溫下進行的試驗中，一個直徑為465mm，具有全面積入口和直型葉片的旋風分離器，分離效率在入口流速為5．6m／s當催化劑橫截面質量流速大于200kg／m2s時是99．99％。而在一普通的，尺寸和流速相同的Zenz旋風分離器中，按顆粒大小分數計算的分離效率是99．10％。分離效率的這一對比清楚地表明，這種基于本發(fā)明具有多個狹窄入口的新型旋風分離器在當設計目的是避免高流速導致磨損時，可提供優(yōu)異的效率。
由附圖可清楚地知道基于本發(fā)明設備中使用的結構的詳細情況。在以下詳細敘述中，循環(huán)固體顆粒用略語“CS”表示，作為實施例的過程是使用液態(tài)烴為原料的催化裂解。
參照圖1，一個基于本發(fā)明設備的優(yōu)選實施方案包括兩臺同心安裝的圓筒形CS反應器，被中間殼層22分割開，在后文中，將把其中里面的叫做“反應器”，外面的叫做“再生器”。
反應器單元由三個同心安裝的基本上是圓筒形的管1、2和3制成，其管間空間形成軸向環(huán)形橫截面空間20、19和13。所需反應在其中的空間13中進行。由例如鋼制成的管子以其縱軸同心豎直對準進行安裝。在該軸向環(huán)形提升管空間13之上，作為管子2和3的延續(xù)，安裝一臺帶有固定于外壁的百葉窗葉片14的多端口旋風分離器14、17。旋風分離器裝有中心管21，用以移去產品氣體，而在內鋼管3的內空間提供有輸送通道19和20用以移去旋風分離器中由氣相分離出的固體顆粒。
在反應器外殼3內側，再生器單元包括三個同心安裝，由例如鋼制成的，基本上是圓筒形的管4、5和6，它們的管間空間形成了軸向環(huán)形橫截面空間29、28和24。催化劑的再生在其中的空間24內進行。壓力外殼6內襯絕熱材料層7以使外殼溫度保持在對殼強度合理的水平。與反應器中類似，在軸向環(huán)形空間24之上安裝一臺多端口旋風分離器25、26，其葉片或者裝在圓筒管5上。或者裝在壓力外殼6上。旋風分離器中裝有一根中心管30以移去再生器中形成的煙道氣，由鋼管5和6提供輸送通道28和29以便除去旋風分離器中由氣相分離出的固體顆粒。
反應器的流化氣流在圖中以參考數字8表示。氣流8通過流化底板12進入反應空間，在底板12以上首先與通過回流通道20和閥31進入的固體顆?；旌?，然后在反應器提升管的較高處與通過進料管16的噴咀17注入的原料流10混合，從而使原料在與熱固體顆粒流接觸時立即蒸發(fā)?；旌蠚饬?和10以氣相形式沿軸向環(huán)形提升管13運動，同時將其夾帶的固體顆粒帶入反應器旋風分離器的葉片14。固體顆粒將熱量釋放給提升管13中發(fā)生的反應或其它過程以及原料流10的蒸發(fā)，因而固體顆粒溫度下降。氣體和夾帶固體顆粒由葉片14沿切線進入內反應器旋風分離器室17的內部，顆粒物在這里通過撞擊旋風分離器內壁18并落入固體顆粒輸送通道19和20進行分離。如有必要，可將一部分固體顆粒通過軸向環(huán)形通道19溢流送回反應器底部。雖然通道19對該設備的作用并不重要，但在某些情況下對反應操作可能是有利的。在通道20中，固體顆粒以密相滴落，從而阻止了反應器與再生器之間氣流通過固體顆粒輸送通道20進行混合。進入反應器旋風分離器的氣流11通過內部旋風分離器的中心管21排出反應器。由反應器進入再生器的固體顆粒流由裝有圓筒形控制元件的閥門31來控制，該控制元件可由桿32進行機械運動。
再生器圍繞反應器安裝以便將它們用充滿密相固體顆粒的輸送通道29彼此分離開。與反應器類似，再生器處于兩個圓筒形殼層表面之間所保持的殼間空間，殼層表面由設備殼和裝在該殼內的反應器管形成。在所說反應器管與反應器所說外圓筒形殼結構之間還安裝了一個圓筒形壁以提供所說固體顆粒輸送通道29。含氧氣流9經過流化分布器23進入再生器并在軸向環(huán)形提升管通道24中上升，同時將固體顆粒帶入再生器旋風分離器葉片25?？赡茉诠腆w顆粒表面積累的焦炭和滲透到固體顆?？紫兜挠袡C化合物在再生器中被氧化，即在提升管通道24中被燒掉，從而將固體顆粒溫度提高。再生器旋風分離器室26位于反應器之上。通過撞擊旋風分離器壁27，固體顆粒在旋風分離器室26中被分離，并然后落入通道28和29?；亓魍ǖ?9將固體顆粒送回反應器。未能進入回流通道的多余固體顆粒將經過通道28作為溢流落回再生器底部。催化劑或類似顆粒物在內回流通道中通過時保持流化態(tài)是有利的，這樣可不用控制閥。再生器的煙道氣12經過再生器旋風分離器的中心管30被移去?；亓魍ǖ?9中以密相緩慢下滴的固體顆粒避免了反應器和再生器氣體空間的連通。由再生器至反應器的固體顆粒流速可通過用連接于閥33上的圓筒形控制元件的桿34機械移動該控制元件加以控制。
現參見圖2，其中所示設備包括一臺延長的反應器41，其縱軸基本上是垂直對準的。反應器最里部分包含兩個同心安裝、基本是圓筒形的管42和43，其管間空間形成用作反應器提升管的軸向環(huán)形橫截面空間50。作為管子42和43的延伸，在軸向環(huán)形空間之上安裝了一臺多端口旋風分離器52，其百頁窗式葉片63固定在其外壁上。該旋風分離器裝有中心管57，用以移去產品氣，而內管43用作由旋風分離器氣相分離出來的被污染的催化劑的中間儲存室和固體顆粒輸送通道54。在外管42和反應器殼41之間形成了軸向環(huán)形橫截面的回流通道60，用于再生后催化劑的返回。與反應器外殼41底部相連接的有與反應器提升管50相通的預流化器入口噴咀44，與旋風分離器中心管57相通的產品氣出料噴咀45，液態(tài)烴進料噴咀46，與再生催化劑返回通道相通的催化固體顆粒進料噴咀47，和一個再生煙道氣出料噴咀49，由再生器同再生后的催化劑一起帶來的氣體通過該噴咀被除去?；亓魍ǖ?0的上部還可以連接一個催化劑回流室，例如可以是一臺旋風分離器，其中再生后的催化劑由與催化劑一起帶來的氣體中分離出來并被均勻地再分配到回流通道。被污染的催化劑由輸送通道54，經過出料噴咀64進入再生器。
上述反應器用于以如下方式進行裂解流化氣經噴咀44和流化分布器底板48進入軸向環(huán)形橫截面的反應器提升管50，其中首先與來自回流通道60經過開口62的再生催化劑混合，然后與經噴咀注入的烴類原料46混合。液體烴原料在與熱催化劑接觸下立即蒸發(fā)。催化劑在提升管50中釋放其熱量用于液體烴原料的蒸發(fā)和裂解反應，從而降低了自身溫度。混合氣流沿軸向環(huán)形提升管50以氣相向上流動，從而將催化劑帶入反應器旋風分離器的葉片，氣體和夾帶的催化劑粒子由葉片51以切線方向進入反應器旋風分離器室52，催化劑粒子在這里通過撞擊旋風分離器室壁而分離出來并落入被污染的催化劑收集室和輸送通道54。被污染催化劑可由輸送通道54經出料口64除去并送去再生。如有必要，可將一部分污染的催化劑經由閥門55控制的開口56送回反應器。雖然返回開口56對反應器的作用并非必需的，在某些情況下讓部分污染的催化劑返回反應器可加速反應。在輸送通道54中，污染的催化劑以密相向下運動，從而避免了反應器氣流和再生器氣流經過催化劑輸送通道54相互連通。氣體由反應器旋風分離器經旋風分離器中心管57和噴咀45被移去。由再生器經噴咀47進入反應器的催化劑流沿回流通道60流動。如果催化劑流處于流化狀態(tài)，帶入的氣體在催化劑回流室61與催化劑分離。經開口62進入反應器的催化劑流由閥58控制。帶有圓筒形控制元件的閥58通過與之相連的桿59進行機械運動。在某些情況下，機械閥可用氣動閥代替。
基于本發(fā)明的反應器可用于以下反應及其它反應催化裂解反應 吸熱過程溫度 520-650℃反應時間 0．5-5s催化劑一般或最新FCC催化劑原料 輕柴油、重柴油、輕殘油產品 輕質烯烴，汽油熱裂解反應 吸熱過程溫度 650-950℃反應時間 0．2-0．5s固體顆粒 惰性顆粒物，可能有催化性能原料 殘油、其它含重質烴的原料其中有相當多的揮發(fā)鎦份產品 輕質烯烴，汽油、柴油脫氫反應 吸熱過程溫度 600-750℃(對C4大約650℃，對C3大約700℃，對C2大約750℃)反應時間 0．4-2s固體顆粒 脫氫催化劑Cr-Al2O3、V-Ca或V-Zr型原料 異丁烷、正丁烷、丙烷、乙烷產品 異丁烯、丁烯、丙烯、乙烯甲烷氧化二聚反應 放熱過程溫度 800-900℃反應時間 0．08-0．3s固體顆粒 Zr-La-Sr，La2O3-CaO原料 天然氣、氧產品 乙烯氣化反應 放熱或自熱過程溫度 1000-1300℃(熱部分氧化)700-1000℃(催化部分氧化)壓力 10-40bar(熱部分氧化)1-10bar(催化部分氧化)原料 含烴材料，如天然氣、煤、殘油和／或生物質產品 含氫和一氧化碳的合成氣
權利要求
1．一種烴類轉化方法，在該方法中-一種氣體或液體烴原料被通入一臺循環(huán)流化床反應器，其中該原料在高溫下和在保持流化狀態(tài)的顆粒物作用下進行轉化，并且-轉化的烴產品以氣相形式由反應器中被移去其特征在于-它使用循環(huán)流化床反應器(1-3；41-43)，該反應器有軸向環(huán)形橫截面并裝有用于將顆粒物與氣相反應產品分離的多入口旋風分離器(14、17；52、63)。
2．根據權利要求1的方法，其特征在于反應空間包括一個在兩個同心放置的圓筒和／或圓錐殼層表面之間形成的殼間提升管空間(13；50)。
3．根據權利要求1或2的方法，其特征在于所說過程的停留時間是0．05-10s。
4．根據權利要求1-3的任何之一的方法，該方法用于由氣相反應產品中分離顆粒物，其特征在于使用一臺裝有百葉窗式葉片(14；63)的多端口旋風分離器。
5．根據權利要求1-4的任何之一的方法，其特征在于在520-650℃的過程溫度下，使用0．5-5s的停留時間，對含輕柴油、重柴油和／或輕殘油的原料進行催化裂解，以制備輕烯烴如丙烯、丁烯或戊烯和／或汽油。
6．根據權利要求5的方法，其特征在于被污染的催化劑由反應器輸送到一臺再生器進行再生，和于再生步驟后由再生器回到反應器。
7．根據權利要求6的方法，其特征在于污染的催化劑在另一軸向環(huán)形橫截面的循環(huán)流化床反應器中進行再生，且該反應器與用來轉化烴原料的反應器同心安裝。
8．根據以上權利要求1-4任何之一的方法，其特征在于在650-950℃的過程溫度下，使用0．2-0．5s的停留時間，對含殘油的原料和／或其它含重質烴及一定量揮發(fā)餾分的原料進行熱裂解，以便制備輕質烴。
9．根據以上權利要求1-4任何之一的方法，其特征在于在500-750℃的過程溫度下，使用0．4-2s的停留時間，對含戊烷、異丁烷、正丁烷、丙烷和／或乙烷的原料進行脫氫反應，以便分別制備戊烯、異丁烯、丁烯、丙烯或乙烯。
10．根據以上權利要求1-4任何之一的方法，其特征在于在800-900℃過程溫度下，使用0．08-0．3s的停留時間，用氧進行天然氣的氧化以便使甲烷二聚。
11．根據以上權利要求1-4任何之一的方法，其特征在于在700-1300℃的過程溫度下，對含烴原料進行熱氣化或催化氣化以便制備合成氣。
12．一種用于在熱的流化態(tài)顆粒物作用下進行烴轉化的反應器，所說反應器包括-具有至少基本垂直對準的縱軸的反應空間(13；50)，-與所說反應空間(13；50)底部相連的噴咀(8；44)，預流化氣可通過該噴咀進入反應器，-流化分布器底板(12；48)，預流化氣可通過該底板進入反應空間，-與所說反應空間(13；50)相連的第一組進料噴咀(31；52)，通過這些噴咀可將形成流化物流的顆粒物加進預流化氣流中，-與所說反應空間底部相連的第二組進料噴咀(10；46)，要處理的烴物質可通過這些噴咀加進反應空間以便所說材料在反應空間(13；50)與所說預流化氣和流化顆粒物的向上物流快速混合并在遍布所說反應空間的高溫下進行所說烴物質的轉化，-安裝在所說反應空間(13；50)上端的，用來將所說顆粒物由反應氣體中分離的分離設備(14，17；52，63)，以及-用以由反應器中移去產品氣的反應氣出料噴咀(30；45)，其特征在于-所說反應空間(13；50)由一個軸向環(huán)形橫截面的提升管空間形成，而且-所說顆粒物分離設備(14；17；52，63)是多端口旋風分離器。
13．根據權利要求12的反應器，其特征在于所說軸向環(huán)形橫截面的提升管空間(13；50)包括一個在兩個同心放置的圓筒形和／或圓錐形殼層表面之間形成的殼間提升管空間。
14．根據權利要求12或13的反應器，其特征在于所說提升管空間(13；50)被分割擋板分成平行的流動弓形段。
15．根據權利要求14的反應器，其特征在于所說平行的流動弓形段是由橫跨所說兩個同心安裝的圓筒形殼層表面之間的擋板所形成，擋板基本上或準確地與反應器縱軸平行對準。
16．根據權利要求15的反應器，其特征在于所說擋板沿縱軸或反應器提升管以螺旋形式安裝。
17．根據權利要求14的反應器，其特征在于基本為軸向環(huán)形橫截面的反應器提升管空間由按環(huán)形等距分隔的平行管形成。
18．根據權利要求12-17任何之一的反應器，其特征在于旋風分離器的葉片(14；63)以環(huán)形百葉窗的形式圍繞在旋風分離器室(17；52)的周邊，部分或完全地處于提升管通道內，以便作為百葉窗能形成多個平行的氣流入口通道。
19．根據權利要求12-18任何之一的反應器，其特征在于所說旋風分離器(14；17)有一個導向下方的中心管(21)。
20．根據權利要求12-19任何之一的反應器，其特征在于借助于環(huán)形通道(20)將所說反應器(13)與一個同心環(huán)繞所說反應器空間的軸向環(huán)形橫截面的再生器(24)相連。
21．根據權利要求20的反應器，其特征在于所說軸向環(huán)形橫截面再生器通道(24)由保持在兩個圓筒形或圓錐形殼之間的殼間提升管空間所形成。
全文摘要
本發(fā)明涉及烴類轉化方法。根據該方法,氣體或液體烴原料被送入一臺循環(huán)流化床反應器,其中該原料在高溫下和在處于液化狀態(tài)的顆粒物作用下被轉化,且被轉化的烴產品以氣相形式由反應器移去。根據本發(fā)明,使用有軸向環(huán)形橫截面并裝有多端口旋風分離器(14、17;52、63)的循環(huán)流化床反應器(1—3;41—43),旋風分離器用于將顆粒物由氣相反應產品中分離。反應空間包括在兩個同心裝置的圓筒形和/或圓錐殼層表面之間形成的殼間提升管空間(13;50)。顆粒物由氣相反應產品中的分離是由一臺裝有百葉窗式葉片的多端口旋風分離器來完成。
文檔編號C07C11/02GK1206356SQ97191523
公開日1999年1月27日 申請日期1997年9月1日 優(yōu)先權日1996年8月30日
發(fā)明者S·羅圖, K·凱里艾寧, J·希爾圖寧 申請人:液體公司