专利名称：：带挡板的反应器中的含氧化合物至烯烃转化的制作方法带挡板的反应器中的含氧化合物至烯烃转化发明领域本发明涉及将含氧化合物转化成烯烃的方法和系统。具体地，本发明涉及在将含氧化合物转化成烯烃时使原料流的返混最小化的方法和系统。
背景技术：
：在工业规模的烃至烯烃转化的反应中，所需的产物通常是较轻的烯烃如乙烯和丙烯。在这些工业过程中，期望达到基本上完全的含氧化合物原料至烯烃、如轻质烯烃乙烯和丙烯的转化。除了控制总体转化率和轻质烯烃选择性以外，还可以期望控制由反应所产生的乙歸与丙烯的比率。转化反应中的另一考虑因素是进行该转化反应所需的成本。进行受控的含氧化合物至烯烃反应的常规反应器会要求高度接近200英尺的多个提升管以及数百吨的催化剂以便转化含氧化合物原料。美国专利6，166,282Bl7>开了在具有两个反应区的反应器中使含氧化合物转化成烯烃的方法。将原料从单一入口引入下部的密相区以实现部分的向轻质烯烃的转化。该密相区包含流化催化剂床。公开了当原料在反应器中连续向上移动时，它移动至密相区上方的过渡区中，在此反应继续进行达到基本上完成。密相区在小于l米/秒的表观速度下操作，过渡区在1-4米/秒的表观速度下操作。美国专利申请2004/0024276描述了在具有下部反应区和上部反应区的反应器中将含氧化合物转化成烯烃的方法。将原料引入包含流化催化剂床的下部反应区中。公开了当原料在反应区中继续向上移动时，原料移动至平均直径比下部反应区小的上部反应区中。上部反应区具有至少5:1但是不大于100:1的高度对平均直径的比率。原料在该第二反应区中进一步反应。下部反应区在至少0.5米/秒以及至多约10米/秒的表观速度下操作，而第二反应区在至少1米/秒以及至多约25米/秒的表观速度下操作。美国专利4，251，484公开了将甲醇及其它低级醇和醚转化成汽油类烃类的方法。将可能包括换热器管在内的挡板式管(baffletube)在反应器中设置在具有沸石催化剂流化床的区域内。所公开的催化剂床密度在27lbs/ft3(432.5kg/m*35lbs/ft3(560.6kg/m3)之间，通过该催化剂床的甲醇的标称气体速度是约2ft/sec(0.61m/sec)。在转化反应过程中，催化剂床的温度不大于775。F。转化之后，用常规的旋风分离器从产物气流中分离催化剂。需要相对于工艺情况提供改进控制的将含氧化合物转化成烯烃的系统和方法。该方法应当考虑到控制所产生的乙烯和丙烯的比率。该方法还应当能够在尺寸减小和/或反应器中的催化剂需求更低的反应器中进行。发明概述本发明提供进行含氧化合物至烯烃反应的系统和方法以使得原料流的返混最小化而且维持实用的反应器尺寸。这考虑到期望的轻质烯烃(即乙烯和丙烯)的改进生产同时维持反应器中理想的原料吞吐量水平。根据本发明的一个方面，提供将含氧化合物转化成烯烃的方法。该方法包括在初始导管中使催化剂与含氧化合物原料接触，所述催化剂优选金属铝磷酸盐催化剂，更优选硅铝磷酸盐催化剂。使该催化剂和含氧化合物原料以6英尺/秒(1.83m/sec)或更大的表观速度流经含有多个挡板以及直径大于所述初始导管的接触导管。将催化剂通入直径小于所述接触导管的连接导管中。在一种实施方案中，料流的气体部分的轴向Peclet数是8或更大以便减少返混。在另一实施方案中，所述接触导管具有72英寸(1.83m)或更小的水力直径。在本发明的一种实施方案中，所述连接导管进一步包含至少一个挡板以进一步减少返混。在本发明的另一实施方案中，所述连接导管的Peclet数大于接触导管的Peclet数。优选地，自所述接触导管的入口至该接触导管出口的温度梯度是IO(TC或更小，更优选50。C或更小，以及最优选2(TC或更小。在另一实施方案中，所述接触导管中的一个或多个挡板包含冷却管。在特定的实施方案中，通过使蒸汽和沸水中的至少一种流经一个或多个冷却管来保持温度梯度。在另一实施方案中，通过使沸水流经第一多个冷却管以及使蒸汽流经第二多个冷却管来保持温度梯度。在另一实施方案中，催化剂和原料流在40(TC或更大的温度下离开所述接触导管。在另一实施方案中，接触导管的至少一部分具有约8英寸(0.2m)至约24英寸(0.61m)的水力直径。流经所述接触导管的催化剂和原料优选在4lb/ft3(64.07kg/m3)至201b/ft3(320.4kg/m3)的催化剂密度下流动。更优选地，流经该接触导管的催化剂和原料优选在8lb/ft3(l28.lkg/m3)至l2lb/ft3(192.2kg/m3)的催化剂密度下流动。在另一实施方案中，流经所述接触导管的催化剂和原料在5ft/sec(1.52m/sec)至20ft/sec(6.1m/sec)的表，见气体速度下流动。优选地，流经该接触导管的催化剂和原料在8ft/sec(2.44m/sec)至15ft/sec(4,57m/sec)的表观气体速度下流动。在本发明的一种实施方案中，通过选择所述接触导管出口的温度以及控制该接触导管入口的温度以实现期望的(^烯烃对C3烯烃的比率来维持温度梯度。优选地，C;烯烃与C;烯烃的比率是约0.8:1至约1.2:1。根据本发明的另一方面，提供将含氧化合物转化成烯烃的系统。所述系统或设备包括具有至少一个原料入口和至少一个催化剂入口的初始导管。含有多个挡板的接触导管与所述初始导管敞开相连，而且所述接触导管的至少一部分具有72英寸(1."m)或更小的水力直径。连接导管与所述接触导管敞开相连。多个初级分离装置与所述连接导管流体连通，而且包含高度与直径比率为5或更小的旋风分离器。多个次级分离装置与所述初级分离装置流体连通，以及多个三级分离装置通过送气室(plenum)与所述次级分离装置相连。可以将彼此互不冲突的任意两个或多个本发明的上述实施方案或方面组合从而形成以上没有特别进行描述的本发明另外的实施方案。附图简要说明连同附图一起考虑时，参照发明详述部分将会更好地理解本发明，其中图1表明了根据本发明一种实施方案的反应器。图2表明了根据本发明一种实施方案的带挡板的反应器的一部分。图3表明了图l反应器的截面图。图4表明了图l反应器的另一截面图。图5表明了图l反应器的另一截面图。图6提供了描绘出含氧化合物至烯烃转化反应在反应速率方面的预测变化的图。，图7提供了描绘出含氧化合物至烯烃转化反应在反应选择性方面的预测变化的图。图8表明了根据本发明一种实施方案的反应器的带挡板部分的横截面图。发明详述I.具有最小返混的尺寸减小了的反应器的综述本发明提供进行含氧化合物至烯烃反应的系统和方法。所述系统和方法使原料流的返混最小化同时维持实用的反应器尺寸。这考虑到期望的轻质烯烃的改进生产同时维持反应器中理想的原料吞吐量水平。该系统和方法还考虑到反应器中温度梯度的减小或最小化，这对转化反应期间产生的乙烯和丙烯的相对量提供了进一步的控制。在一种实施方案中，通过提供具有一个或多个带挡板的反应区的反应器来部分实现上述优点。带挡板的反应区使较大直径的反应器像各自具有较小有效直径的多个反应器一样运行。将原料流引入反应器中并且在该料流通过反应器的反应区时与催化剂接触。在足以使原料流的返混最小化的速度下使原料流经反应器。然而，与不包含挡板的相同尺寸的反应器相比，所述一个或多个带挡板的反应区较小的有效直径(或水力直径)在更低的原料速度下使返混最小化。可供替代地，带挡板的反应区使得在较低的速度下实现所述料流最小的期望Peclet数。通过在减小的表观速度下避免返混，可以用受控方式在较小的反应器体积中使原料反应。在另一实施方案中，反应器可以包含至少两个单独的带挡板的反应区。在另一实施方案中，可以通过使所述带挡板的反应区中的一些或全部挡板充当冷却管来部分实现上述优点。在转化反应期间，将冷却管用于减小或最小化给定反应区中的温度梯度。减小温度梯度对总的烯烃收率的影响小。理想地，减小温度梯度改进了与丙烯相比所产生的乙烯比率。II.反应器构型A.反应器结构——般情况在一种实施方案中，将含氧化合物原料流送入反应器中，例如送入反应器的初始导管中。该含氧化合物原料可以通过一个或多个进料喷嘴进入反应器。该一个或多个进料喷嘴经由反应器底部进入反应器。另外将流态化的催化剂料流引入反应器的下部，如反应器中剂从分离装置再循环,:一种实施;案中，使催化剂进H应器下部之前脱除过量的烃类和/或进行再生。当原料和催化剂料流进入反应器时，原料和催化剂将会混合在一起并进行接触。当原料和催化剂在反应器中向上流动时它们会继续彼此接触。在原料和催化剂料流进入下部反应区中的初始导管之后，原料和催化剂流向接触导管。在一种实施方案中，接触导管由下部的平截头体、含有多个挡板和/或冷却管的柱体和上部的平截头体构成。下部平截头体与反应器直径的增加一致从而自初始导管的直径过渡至接触导管柱体部分的直径。类似地，上部平截头体与反应器尺寸从该柱体的直径至连接导管直径的减小一致。在一种实施方案中，所述柱体的高度是至少15英尺(4.57m)，或至少20英尺(6.1m)，或至少25英尺(7.62m)，或至少30英尺(9.14m)。在另一实施方案中，该柱体的高度是50英尺(15.24m)或更小，或45英尺(13.72m)或更小，或40英尺(12.19m)或更小，或35英尺(10.67m)或更小，或30英尺(9.14m)或更小。在一种实施方案中，所述接触导管可以任选地包含在所述下部平截头体与该接触导管的柱体敞开相连处设置的分配器，如多孔分配器。该分配器有助于在柱体段的整个宽度上分布原料和催化剂料流。在一种实施方案中，使用分配器板，它是具有与柱体内径基本上相同直径的多孔板。可以使该板穿有多个规则间隔的孔，例如以6-、7-、8-或10英寸(0.15、0.18、0.2或0.25m)正方形间隔(squarepitch)规则排列的2-、3-、4-或5英寸(0.05、0.08、0.1或0.13m)孔。通过接触导管之后，原料和催化剂料流进入连接导管。在一种实施方案中，所述连接导管与接触导管的上部平截头体敞开相连。在一种实施方案中，该连接导管可以是单个导管或提升管，或者该连接导管可以包含挡板结构从而有效提供具有较小水力直径的2、3、4或更多个导管。该连接导管与一个或多个旋风器或其它分离装置相连以便分离来自反应过的原料的料流中夹带的任何催化剂颗粒。该反应过的原料离开反应器，同时分离出的催化剂可以回到初始导管中以便进一步反应。图1提供了适合进行本发明方法的反应器的实例。催化剂通过一个或多个催化剂入口IIO进入该反应器。在一种实施方案中，至少一部分通过催化剂入口110进入反应器的催化剂是从包含再生器的再循环回路返回的。可以将另外的催化剂入口(未示出)用于向反应器加入额外的催化剂，如用于补偿反应器运转期间催化剂损失的催化剂。来自催化剂入口110的催化剂在初始导管105中进入反应器。原料入口120在反应器底部或靠近底部与反应器10的初始导管105敞开相连。原料入口120可以将原料垂直引入反应器10中，如图l所示，或者原料入口120可以在原料进入反应器时相对垂直线形成非零度的角。初始导管105与接触导管145敞开相连。在一种实施方案中，接触导管145由下部平截头体156、柱体150和上部平截头体158构成。在一种实施方案中，下部平截头体156的侧壁157成一定角度以使得该平截头体的直径在远离原料入口120的方向上增加。在接触导管145内部，下部平截头体156与柱体150敞开相连。在下部平截头体156敞开连接柱体50之处或靠近该处，提供任选的分配器板130以使得输入原料的更均匀分布。柱体150应当足够高以至少包含该接触导管145中所含的任何挡板或冷却管160的整个高度。柱体150的侧壁151是垂直侧壁。柱体150与上部平截头体158敞开相连。上部平截头体158使反应器宽度变窄回到连接导管175最终期望的尺寸。在一种实施方案中，侧壁159与侧壁151之间的角度与侧壁157与侧壁151之间的角度相同。在图1所示的实施方案中，连接导管175包含任选的垂直挡板180。图8示意性地显示根据本发明一种实施方案的包含垂直挡板的连接导管。在图8所示的实施方案中，垂直挡板180将连接导管175分成各自具有相等体积的4个区域。在另一实施方案中，垂直挡板可以将连接导管分成多个区域，如2个区域、或3个区域、或5个区域、或6个区域、或8个区域。通过将连接导管分成多个区域，可以使连接导管的水力直径减小至72英寸(1.83m)或更小，或36英寸(0.91m)或更小，或24英寸(0.61m)或更小，或12英寸(0.3m)或更小，或10英寸(0.25m)或更小，或8英寸(0.2m)或更小。作为选择地，挡板可以使连接导管的水力直径减小2倍、或3倍、或4倍。在又一实施方案中，所述区域可以具有不同的体积。在另一实施方案中，连接导管可以包含垂直挡板。在图l所示的实施方案中，初始导管105的直径是10英尺(3.05m)。柱体145的直径是24英尺(7.32m)，而连接导管175的直径是12英尺(3.66m)。与挡板和/或冷却管160结合的这些部分之间的宽度变化有助于所期望的流动状态的形成。类似地，存在于连接导管175中的挡板180有助于形成所期望的流动区域。B.挡板在一种实施方案中，所述连接导管的至少一部分包含多个挡板。所述挡板遍布连接导管的该部分以便使连接导管的水力直径减小。可以使挡板以任何适宜的构型分布，但是优选挡板以规则的距离彼此分开。优选地，挡板处于连接导管的挡板部分中。在一种实施方案中，挡板可以是圆形、正方形、椭圆形、矩形、或任何其它适宜的形状。在以下的实例中，将会根据一种尺寸(宽度或直径)来提及挡板。然而，这是为了方便而已，而且也可以使用具有椭圆形或需要多于一个侧面尺寸来表征的其它形状的挡板。在一种实施方案中，挡板的宽度或直径是挡板之间分隔距离的一半。例如，如果挡板之间的间距是8英寸(0.2m)，选择挡板以具有至少4英寸(0.1m)的宽度或直径。在另外的实施方案中，选择挡板以具有至少1英寸(0.03m)、或至少2英寸(0.05m)、或至少3英寸(0.08m)、或至少5英寸(0.13m)或至少6英寸(0.15m)的宽度或直径。在接触导管具有比初始导管或连接导管更大直径的实施方案中，反应器可以具有两个平截头体形的部分以考虑到反应器直径的扩大和缩小。在这样的实施方案中，挡板的高度小于该两个平截头体之间的距离。例如，如果接触导管在两个平截头体之间的部分是30英尺(9.14m)，挡板可以具有25英尺(7.62m)或更小、或20英尺(6.1m)或更小、或15英尺(4.57m)或更小的高度。作为选择地，挡板可以具有10英尺(3.05m)或更大、或15英尺(4.57m)或更大、或20英尺(6.1m)或更大的高度。在另外的实施方案中，挡板可以具有与接触导管在平截头体之间的高度成比例的高度。例如，相对于接触导管在平截头体之间的高度，挡板可以具有该接触导管高度85%或更小、或80%或更小、或70%或更小、或60%或更小的高度。作为选择地，挡板高度可以是该接触导管高度的50%或更大、或60%或更大、或70%或更大。在所述柱体或另一导管内布置挡板减小了导管的有效水力直径。从流体流动观点来看，挡板使单一的大直径导管转变成许多较小直径的反应区域。在一种实施方案中，布置挡板以在其间具有规则间距。例如，挡板可以间隔4英寸(0.1m)或更大、或6英寸(0.15m)或更大、或8英寸(0.2m)或更大、或10英寸(0.25m)或更大、或12英寸(0.3m)或更大、或24英寸(0.61m)或更大的距离。作为选择地，挡板可以间隔72英寸(1.83m)或更小、或36英寸(0.91m)或更小、或24英寸(0.61m)或更小、或12英寸(0.3m)或更小、或10英寸(0.25m)或更小、或8英寸(0.2m)或更小的距离。在又一实施方案中，挡板之间的间隔可以是挡板直径的2倍。在一种实施方案中，可以使挡板以正方形间隔、三角形间隔或以任何其它适宜的规则构型布置。在另一实施方案中，可以使挡板以不规则方式间隔。图2提供了挡板如何减小导管水力直径的实例。图2显示了根据本发明一种实施方案的反应器内一小组挡板的顶视图。在图2中，每个挡板210具有4英寸(0.lm)直径，同时挡板以正方形网格布置，网格点间隔8英寸(0.2m)。在挡板之间绘制出圆220。该圆220粗略表示挡板之间的空间的有效水力直径。如图2所示，该构型产生约IO英寸的有效水力直径。在另一实施方案中，可以对导管中的挡板进行布置以产生72英寸(1.83m)或更小、或36英寸(0.91m)或更小、或24英寸(0.61m)或更小、或12英寸(0.3m)或更小、或10英寸(0.25m)或更小、或8英寸(0.2m)或更小的水力直径。c.冷却管在另一实施方案中，一些或全部的挡板可以呈冷却管形式。该冷却管可以具有与挡板相同的一般形状和宽度/直径，或者可以独立选择冷却管的形状和尺寸。在一种实施方案中，冷却管的宽度或直径是至少1英寸(0.03m)、或至少2英寸(0.05m)、或至少3英寸(0.08m)、或至少4英寸(0.1m)、或至少5英寸(0.13m)或至少6英寸(0.15m)。在一种实施方案中，冷却管与热水或沸水、蒸汽或其它冷却流体的来源流体连通。通过使冷却流体循环通过冷却管，可以调节包含冷却管的反应器区域的温度。在含氧化合物至烯烃反应期间，反应器内的温度会高于冷却流体的温度。因而，热量会从反应器内部传递至冷却管。冷却管与反应器内部之间的温差越大，热传递越大。如果含有冷却管的反应器部分内的温度不同，反应器的较高温度部分会相应地多于较低温度部分被冷却。结果，可以将冷却管用于减小反应器内的温差或梯度。作为选择地，一些冷却管可以循环一种冷却流体，如热(沸)水，而其它冷却管循环第二种冷却流体例如蒸汽。循环两种类型冷却流体可以对反应器内的温度提供额外的控制。例如，循环沸水的冷却管可以通过将水转化成蒸汽而能够吸收更大量的热量。另一方面，循环蒸汽的冷却管可以提供对反应器内的温度更细微的控制。提供这些类型冷却管的混合可以在保持反应器内期望的温度分布方面提供更大的灵活性。D.催化剂分离器在通过连接导管之后，反应过的原料和催化剂(以及任何未反应的原料)的料流进入一个或多个分离装置。在一种实施方案中，原料和催化剂颗粒的料流进入多个多级旋风分离器，如多个三级旋风分离器中。在这样的实施方案中，每一旋风器级可以是常规的旋风分离器。在另一实施方案中，一些或所有多级分离器的第一分离器级可以是另一类型的分离装置，例如"粗分(roughcut)"旋风器。表征旋风器的一种方法是通过釆用从旋风器顶部至通向浸入管的旋锥体(vortexofthecone)的旋风器高度对旋风器筒体直径的比率来进行。效率大于99%的常规旋风器的高度与直径比率通常是5或更大。然而，效率接近99%的"粗分，，旋风器仍可以在更小的高度与直径比率下制成。在一种实施方案中，第一分离器级可以是高度与直径比率为4.5或更小、或4.0或更小、或3.5或更小的粗分旋风器。各个第一分离器级将原料和催化剂颗粒的输入料流分成较高密度的料流和较低密度的料流。较高密度料流主要由催化剂颗粒组成。使来自各个第一分离器级的较高密度料流最后返回到反应器中的催化剂颗粒床。然而，再加入催化剂床之前，可以进一步处理该较高密度料流中的一些或全部的催化剂颗粒。在一种实施方案中，可以使至少一部分催化剂颗粒暴露于蒸汽流或适合于从催化剂颗粒中脱除任何残留烃类的一些其它气体的料流下。在另一实施方案中，可以使至少一部分催化剂颗粒通过再生器从而除去颗粒表面上累积的焦炭。较低密度料流经由各个第一分离器级的顶部离开并且传到分离装置中任何另外的分离器级，如第二和第三分离器级。该另外的分离器级也产生较高和较低密度的输出物。对于各个另外的分离器级，较高密度输出物对应于返回初始导管以进一步反应的催化剂，而较低密度输出物对应于因分离而含有较少催化剂的反应过的原料产物。在一种实施方案中，使第二分离器级的较低密度输出物口与第三分离器级的输入物口相连，而第三分离器级的较低密度输出物离开反应器。在一种实施方案中，可以用常规方法将各个第二分离器级的较低密度输出物口与各个相应的第三分离器级的输入物口相连。在另一优选的实施方案中，用环形送气室使一些或全部的第二分离器级的较低密度输出物口与一些或全部的第三分离器级的输入物口敞开相连。该环形送气室集中来自各个第二分离器级的较低密度输出物。送气室包括对应于各个第三级分离器的在该送气室顶部的孔。运行过程中，将来自各个第二分离器级的较低密度输出物引入送气室中。送气室中的料流然后通过该送气室顶部的孔进入第三级分离器中。在一种实施方案中，该送气室是内部送气室，所述第二和第三分离器级围绕该送气室设置。图l描绘了使用多个多级旋风分离器以便从反应过的原料流中分离催化剂的反应器。为了清楚，仅描绘出旋风器总数的代表性示例。在图1中，将离开连接导管175的反应过的原料流引入粗分旋风器310的入口320。来自该粗分旋风器310的较高密度输出物通过浸入管325排出以最终经由返回导管115和催化剂入口110返回初始导管105。粗分旋风器310的较低密度输出物引出至分离罩(disengagingshell)185中并且进入次级旋风器410。将来自次级旋风器410的较低密度输出物引入送气室以便进入一个或多个三级旋风器510中。将来自三级旋风器510的输出物引入排出送气室190中。图1所示的反应器具有8个粗分旋风器，24个次级旋风器和24个三级旋风器。图3显示沿着图l所示的剖面线"A-A"的粗分旋风器的顶视图。每个粗分旋风器31G由入口320与连接导管175相连。图3还显示出次级旋风器的浸入管425和三级旋风器的浸入管5"的位置。各个粗分旋风器的较低密度输出物通过出口335离开旋风器进入分离罩中。图4显示沿着图l所示的剖面线"B-B，，的次级旋风器410的顶视图。次级旋风器入口420接收来自粗分旋风器的输出物以便从产物流中进一步分离催化剂。来自次级旋风器410的较低密度输出物通过次级出口430进入内部送气室450中。另外显示出三级旋风器的浸入管525的位置。图5显示沿着图1所示的剖面线"C-C"的三级旋风器510的顶视图。三级旋风器510通过三级旋风器入口520从内部送气室450接收其输入物。三级旋风器出口530引导较低密度输出物。III.流动条件在进入初始导管之后，原料和催化剂料流进入接触导管并且经过该接触导管的带挡板的部分。由于该挡板，接触导管的带挡板的部分具有减小了的水力直径。对引入反应器中的原料流量进行选择以在反应器的接触导管中提供期望的流量。具有带挡板的接触导管的一个益处在于可以在较低的速度下实现活塞式流动型的流动状态。在较低速度下实现活塞式流动使得可以用较短小的反应器提供与要求更高流动速率的反应器相比相同的原料和催化剂之间的接触时间。表征原料流是否具有适合的活塞式流动特性的一种方法是通过确定所提出的流动条件的Peclet数来进行。Peclet数是无因次数，其反映相对于反应器中通过催化剂的气体的活塞式流动的偏离。无穷大的Peclet数(零分散)是理想的活塞式流动，而小于4的Peclet数对应更彻底混合的反应器。对于本发明而言，"Peclet数"(NPe)由以下方程式定义其中Ug是通过催化剂的气体表观速度；L是流化床的深度；和D是轴向气体分散系数。轴向分散系数D，也称作轴向气体扩散系数，其单位为面积/时间，以及优选通过示踪实验确定，如同所属领域技术人员会意识到的那样。注意接触导管中挡板的间距越小，D值可能会越小。在一种实施方案中，为了实现在接触导管的带挡板的部分中具有期望的轴向Peclet数的流动条件，使原料在以下表观气体速度下流经接触导管至少5ft/sec(1.52m/sec)、6ft/sec(1.83m/sec)、或至少8ft/sec(2.44m/sec)、或至少10ft/sec(3.05m/sec)、或至少12ft/sec(3.66m/sec)、或至少15ft/sec(4.57m/sec)。在另一实施方案中，使原料在以下表观气体速度下流经接触导管20ft/sec(6.1m/sec)或更小、或15ft/sec(4.57m/sec)或更小、或12ft/sec(3.66m/sec)或更小。在一种实施方案中，在反应器接触导管和连接导管两者中的原料流的轴向Peclet数是至少8、或至少10、或至少12、或至少15、或至少17、或至少20、或至少25。在本发明的又一实施方案中，连接导管具有的Peclet数大于接触导管的Peclet数。反应器内所用的表观气体速度还影响反应器内催化剂的密度。在根据本发明的表观气体速度下，反应器中的催化剂没有形成常规的密相床，然而仍提供具有高度活塞式流动特征的原料流。在根据本发明的表观气体速度下，接触导管内的催化剂密度可以是至少3lbs/ft3(48.06kg/m3)，或至少4lbs/ft3(64.07kg/m3)，或至少5lbs/ft3(8.09kg/m",或至少6.5lbs/ft3(104.1kg/m3)，或至少8lbs/ft3(128.1kg/m3),或至少10lbs/ft3(160.2kg/m3)。作为选择地，接触导管内的催化剂密度可以是14lbs/ft3(224.3kg/m3)或更小，或12lbs/ft3(192.2kg/m3)或更小，或10lbs/ft3(160.2kg/m3)或更小，或8lbs/ft3(128.1kg/m3)。具有根据本发明的催化剂密度和表观气体速度的一个优点在于反应器体积的量和运行反应器所需的高度相对于提升管反应器得以减小或最小化。由于降低了的表观气体速度，根据本发明反应器中的催化剂密度更高，导致提高的转化率同时保持高度活塞式流动状的条件以及保持高的气流轴向Peclet数。在另一实施方案中，可以将冷却管用作所述挡板。在这样的实施方案中，冷却管还用于使反应器中的反应区顶部和底部之间的温度梯度减小。在一种实施方案中，反应区包含从颗粒流化床底部至连接导管顶端的反应器部分。含氧化合物至烯烃转化反应是放热反应。在转化反应过程中，原料将最初接触初始导管中催化剂床内的分子筛催化剂。当原料流向上移动通过初始导管和接触导管时，与催化剂接触会使原料反应以形成烯烃。由转化反应生成的热量会产生反应器内的温度梯度。如果没有冷却可用的话，原料流向上通过反应器移动时，该料流的温度会提高。由于该温度梯度，几乎立刻反应形成烯烃的原料，与在反应器中的更高处转化的原料相比，会在不同温度下进行转化。与其通过使用较高的催化剂再循环速率以减小温度升高，不如用内部冷却实现更均匀的导管温度。与没有内部冷却而具有较高催化剂再循环速率的反应器相比，在相同的含氧化合物转化水平下，较低的催化剂再循环速率减小了催化剂用量和来自反应器的催化剂损失。图6显示的是，预期转化反应总的速率常数通过反应器中增加的温度梯度来减小。温度梯度反映原料流在向上通过反应器移动时料流温度会提高的事实。因而，朝着反应器底部方向的原料与朝着反应器顶部方向的原料相比会在较低的温度下反应。如果在反应器内提供冷却的话，整个反应器中转化反应可以在更均匀的温度下发生。在图6中，对于具有920°F(493°C)的固定出口温度和反应器内不同温度梯度的反应显示出预期转化率。温度梯度越大，反应器底部如流化床中的转化反应的温度越低。因而，对于固定的反应器出口温度，越大的温度梯度对应于反应器中越低的总体反应温度。这导致在固定出口温度下当温度梯度增加时反应器内转化率降低。除了降低转化率以外，反应器内的温度梯度还改变转化反应的产物。图7显示反应器中的温度梯度如何影响含氧化合物原料转化成乙烯和丙烯的实例。在图7中，显示出在920°F(493°C)的固定反应器出口温度下，相对于反应器中温度梯度的乙烯和丙烯产生的预期量(C2和"烯烃)。如果没有温度梯度的话，图7显示约1:1的乙烯与丙烯的预测比率，稍微偏向乙烯的产生。当反应器顶部和底部之间存在温度梯度时，反应器下部的较低温度导致以乙烯为代价提高的丙烯产量。例如，当反应物中的温度梯度是70。C时，转化反应中产生的乙烯与丙烯的重量比是0.9。注意由转化反应产生的乙烯和丙烯相然而，当反应器内存在温度梯度时，这种小的增加更多地被较低的总体转化率抵消。在一种实施方案中，原料和催化剂料流在其离开接触导管时的温度是400。C或更大，或425。C或更大，或45(TC或更大，或475X:或更大，或50(TC或更大，或525。C或更大，或55(TC或更大。在另一实施方案中，原料和催化剂料流在其离开接触导管时的温度是600。C或更小，或575。C或更小，或55(TC或更小，或525'C或更小，或500'C或更小。原料和颗粒料流然后进入连接导管。优选地，该连接导管具有比接触导管更小的横截面积。在一种实施方案中，使小于100%的穿过接触导管的含氧化合物原料转化成烯烃。类似地，在一种实施方案中，使小于100%的穿过连接导管的含氧化合物原料转化成烯烃。转化之后，可以使烯烃与料流分离并用于另一工艺中，例如聚烯烃的形成。在分离出至少一种转化的烯烃之后，可以使该转化的烯烃与另一催化剂接触以形成期望的聚烯烃。IV.另外的反应器设计参数和操作条件受益于本发明的反应系统的一个实例是含氧化合物至烯烃工艺。通常，含氧化合物至烯烃工艺在流化床、快速流化床或提升管反应器构型中进行，在其中使原料料流(气流)通过固体催化剂颗粒的床。更一般地，本发明的方法可适用于气体-固体反应系统，其中在反应工艺过程中的某一点将固体与气流分开，包括气体呈惰性的系统在内。以下的实例描述了用本发明的分离方法可以得到改进的含氧化合物至烯烃反应系统。用于本发明中的含氧化合物包括一种或多种含有至少一个氧原子的有机化合物。在本发明方法的最优选的实施方案中，原料中的含氧化合物是一种或多种醇，优选脂族醇，其中该醇的脂族结构部分具有1-20个碳原子，优选1-10个碳原子，以及最优选1-4个碳原子。在本发明方法中可用作原料的醇包括低级直链和支链脂族醇及其不饱和对应物。含氧化合物的非限制性实例包括甲醇、乙醇、'正丙醇、异丙醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙醚、甲醛、碳酸二甲酯、二曱酮、乙酸、及其混合物。在最优选的实施方案中，原料选自甲醇、乙醇、二曱醚、二乙醚或其组合中的一种或多种，更优选曱醇和二曱醚，以及最优选曱醇。可供替代地，含氧化合物的其它非限制性实例可以包括但不限于含有非氧杂原子如硫、卤素、磷、氮等及其组合的含氧化合物。在一种实施方案中，原料包含一种或多种通常用于降低原料浓度而且一般与原料或分子筛催化剂组合物不反应的稀释剂。稀释剂的非限制性实例包括氦、氩、氮、一氧化碳、二氧化碳、水、基本上不反应的链烷烃(尤其是烷经如曱烷、乙烷和丙烷)、基本上不反应的芳族化合物、及其混合物。最优选的稀释剂是水和氮，特别优选水。将稀释剂直接加到进入反应器的原料中或者直接加入反应器中，或者与分子筛催化剂组合物一起加入。在一种实施方案中，原料中稀释剂的量基于原料和稀释剂的总摩尔数是约1-约99mo"/。，优选约l-80mol%，更优选约5-约50mol°/。，最优选约5-约25mol°/。。在另一实施方案中，将其它烃类直接或间接地加入到原料中，其包括烯烃、链烷烃、芳烃或其混合物，优选丙烯、丁烯、戊烯、和具有4个或更多碳原子的其它烃、或其混合物。在本发明的一种实施方案中，固体颗粒和气体以约5:1-约50:1的固体-气体质量比流经气体-固体反应器。优选地，固体颗粒和气体以约8:1-约30:1、更优选约10:1-约20:1的固体-气体质量比流经气体-固体反应器。在一种实施方案中，作为液体和/或蒸气向反应器系统输入的新鲜原料量，基于包括其中所含的任何稀释剂在内的原料总重量，是0.lwt%-约99.9wt°/。，如约lwt°/。-约99wt%，更通常是约5wt。/。-约95wt°/。。该液体和蒸气原料可以具有相同组成，或者可以包含不同比例的相同或不同原料以及相同或不同的稀释剂。本发明的方法可以在宽范围的温度下进行，如约200°C-约IOO(TC，例如约25(TC-约800°C，包括约250°C-约750°C,适宜地约300°C-约650。C，通常约35(TC-约600°C，特别是约350°C-约550°C。类似地，本发明的方法可以在包括自生压力在内的宽范围的压力下进行。通常，所述方法中采用的除其中任何稀释剂以外的原料的分压是约0.1kPaa-约5MPaa,如约5kPaa-约1MPaa，以及适宜地约20kPaa-约500kPaa。在烃原料、优选包含一种或多种含氧化合物的原料的转化过程中，生成的烯烃量基于产生的烃总重量是大于50wt%，通常大于60wt%，例如大于70wt%，以及优选大于75wt%。在一种实施方案中，生成的乙烯和/或丙烯的量基于产生的烃产物总重量是大于65wt%，如大于70wt%，例如大于75wt%,以及优选大于78wt%。通常，基于产生的烃产物的总重量以重量百分比计的生成的乙烯量是大于30wt%，如大于35wt%，例如大于40wt%。另外，基于产生的烃产物的总重量以重量百分比计的生成的丙烯量是大于20wt%，如大于25wt%，例如大于30wt%,以及优选大于35wt%。进入反应器系统的原料优选在第一反应器区域中部分或完全转化成气态流出物，其与结焦的催化剂组合物一起进入分离容器。在一种实施方案中，分离容器包括根据本发明配置和/或操作的旋风分离器。在另一实施方案中，分离容器还包括汽提区，其通常处于该分离容器的下部。在汽提区中，结焦的催化剂组合物与气体接触，该气体优选蒸汽、曱烷、二氧化碳、一氧化碳、氢气或惰性气体如氩气中的一种或组合，优选蒸汽，从而自结焦的催化剂组合物中回收吸附的烃，然后将该结焦的催化剂组合物引入再生系统中。将结焦的催化剂组合物从分离容器中排出并引入再生系统。再生系统包含再生器，在其中使结焦的催化剂组合物在温度、压力和停留时间的常规再生条件下与再生介质、优选含氧的气体接触。在一种实施方案中，可以使离开再生器的气体-固体料流通过根据本发明配置的旋风器。合适再生介质的非限制性实例包括氧气、03、S03、N20、NO、N02、N205、空气、用氮气或二氧化碳稀释的空气、氧气和水、一氧化碳和/或氢气中的一种或多种。合适再生条件是能够使结焦的催化剂组合物的焦炭燃烧的那些条件，优选燃烧至基于进入再生系统的结焦的分子筛催化剂组合物的总重量小于o.5wty。的水平。例如，再生温度可以是约200°C-约1500°C，如约300°C-约IOO(TC，例如约450°C-约750°C，以及适宜地约550°C-700°C。再生压力可以是约15psia(103kPaa)至约500psia(3448kPaa)，如约20psia(138kPaa)至约250psia(1724kPaa)，包括约25psia(172kPaa)至约150psia(1034kPaa)，以及适宜地约30psia(207kPaa)至约60psia(414kPaa)。再生器中催化剂组合物的停留时间可以是约l分钟至数小时，例如约1分钟至100分钟。再生烟道气(即离开再生器的气体)中的氧气含量基于气体总体积可以是约0.01mol。/。-约5mol%。用于再生结焦的催化剂的气体(即新鲜或进料气体)中的氧气含量基于输入再生器的再生气体总量通常是至少约15moi%,优选至少约20mol%，以及更优选至少约20mol%-约30mol%。再生步骤中的焦炭燃烧是放热反应，在一种实施方案中，通过以分批、连续或半连续方式或其组合操作的本领域中的各种技术控制再生系统内的温度，所述技术包括向再生器容器送入冷却过的气体。优选的技术包括从再生系统中取出再生催化剂组合物并且使它通过催化剂冷却器以形成冷却过的再生催化剂组合物。在一种实施方案中，催化剂冷却器是位于再生系统内部或外部的换热器。从再生系统中、优选从催化剂冷却器中取出的再生催化剂物和/或原料和/或新鲜气体或液体合并，并且回到反应器中。在一种实施方案中，从再生系统中取出的再生催化剂组合物直接回到反应器中，优选在通过催化剂冷却器后返回。可以半连续地或连续地使用载体，如惰性气体、原料蒸气、蒸汽等，从而便于再生催化剂组合物引导至反应器系统，'优选引导至一个或多个反应器。通过控制再生催化剂组合物或冷却过的再生催化剂组合物从再生系统至反应器系统的流量，进入反应器的分子筛催化剂组合物上的最佳焦炭水平得以保持。在以下文献中描述了许多用于控制催4b剂纟且合物的力乾量的4支术MichaelLouge,ExperimentalTechniques,CirculatingFluidizedBeds,Grace,Avidan和Knowlton编著,Blackie，1997(第336-337页)。通过从转化工艺中取出催化剂组合物并确定其碳含量来测量该催化剂组合物上的焦炭水平。再生之后分子筛催化剂组合物上焦炭的通常水平基于该分子筛的重量是0.01wt。/。-约15wt%，如约0.lwt。/。-约10wt%，例如约0.2wt。/。-约5wt°/。，以及适宜地约0.3wt。/。-约2wt%。使气态反应器流出物从分离系统中排出并通过回收系统。有许多可用于从气态流出物中分离烯烃和纯化烯烃的众所周知的回收系统、技术和程序。回收系统通常包含一个或多个以下的系统或其组合各种分离、分馏和/或蒸馏塔、柱、分流器或设备组，反应系统，如乙苯生产系统和其它衍生工艺如醛、酮和酯生产系统，以及其它相关设备，例如各种冷凝器、换热器、冷冻系统或冷却设备组、压缩机、分离鼓或罐、泵等。单独或组合使用的这些塔、柱、分流器或设备组的非限制性实例包括以下中的一种或多种:-脱曱烷塔、优选高温脱甲烷塔，脱乙烷塔，脱丙烷塔，往往称作碱洗塔和/或骤冷塔的洗涤塔，吸收器，吸附器，膜，乙烯(CJ分流器，丙烯(C3)分流器和丁烯(CJ分流器。通常伴随大多数回收系统的是与优选的主要产物一起的附加产物、副产物和/或污染物的制备、产生或积累。通常纯化该优选的主要产物轻质烯烃如乙烯和丙烯以便用于衍生物生产工艺如聚合工艺中。因此，在回收系统最优选的实施方案中，该回收系统还包括纯化系统。例如，使特别是在MT0工艺中产生的轻质烯烃经过除去低水平的副产物或污染物的纯化系统。通常，在将一种或多种含氧化合物转化成具有2或3个碳原子的烯烃时，还产生少量的具有4个或更多碳原子的烃、特别是烯烃。C,+烃的量基于除水以外从工艺中排出的流出气体的总重量通常是小于25wt%，例如小于20wt%。因此，通常回收系统可以包括将C汁杂质转化成有用产物的一个或多个反应系统。V.固体颗粒的描述在一种实施方案中，本发明的设备和方法一般可用于分离气体-固体料流中的任何固体颗粒。在另一实施方案中，所述固体颗粒可以是催化剂颗粒，例如分子筛催化剂颗粒。用于气体-固体反应中的分子筛催化剂颗粒可以通过多种方法合成。在一种实施方案中，通过使第一干燥分子筛催化剂与水合并以制成水-催化剂组合物，由该水-催化剂组合物制成浆料，以及干燥该浆料以制成第二干燥分子筛催化剂，从而合成催化剂颗粒。该方法特别地为干燥或基本上干燥的或部分干燥的分子筛催化剂的再生产、再循环或再加工作准备，从而产生具有使用者或制造商可接受的性能的催化剂颗粒。通常在将干燥分子筛催化剂煅烧后观察到这些性能。这些性能包括可接受的粒度、粒度分布、颗粒密度和颗粒硬度。本发明的催化剂可以包括多种分子筛组分中的任一种。所述组分包括沸石或非沸石，优选非沸石。在一种实施方案中，所述分子筛是小孔非沸石分子篩，其具有小于约5埃的平均孔径，优选约3-5埃的平均孔径，更优选约3.5-4.2埃的平均孔径。这些孔径是具有8元环的分子筛的典型孔径。常规的具有催化活性的结晶硅铝酸盐沸石是可以用于制备本发明催化剂的理想的分子篩。这类沸石材料的实例在美国专利3,660,274和3,944,482中得到描述。可以用于本发明实施中的沸石的非限制性实例包括天然和合成沸石。这些沸石包括以下文献中所含结构类型的沸石AtlasofZeoliteFrameworkTypes,Ch.Baerlocher，W.M.Meier,D.H.Olson编辑，第五修订版，Elsevier,Amsterdam,2001。沸石通常具有至少约2的二氧化硅与氧化铝(Si02/Al203)摩尔比，以及具有约3-约15埃的均匀孔径。它们还通常包含碱金属阳离子如钠和/或钾，和/或碱土金属阳离子如镁和/或钙。为了提高沸石的催化活性，降低结晶沸石的碱金属含量至小于约5wt%、优选小于约lwt。/。以及更优选小于约0.5wt。/。可能是合意的。如同本领域中已知的，该碱金属含量降低可以通过与选自元素周期表(这里提及的元素周期表在HandbookofChemistryandPhysics中给出，由ChemicalRubberPublishingCompany出版，Cleveland,Ohio,第45版，1964，或第73版，1992)第IIB至第VIII族的一种或多种阳离子、以及与能够在煅烧后转化成氢阳离子的水合氢离子或水合氢离子的碱性加合物如NH/交换来进行。理想的阳离子包括稀土阳离子、钩、镁、氢及其混合物。可以釆用常规的离子交换方法。在另一实施方案中，流经本发明的气体-固体反应器系统的催化剂颗粒是分子筛催化剂，如常规分子筛。实例包括沸石以及非沸石分子筛，而且是大孔、中孔或小孔类型的。这些分子筛的非限制性实例是小孔分子篩AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、AWW、BIK、CAS、CHA、CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、G00、KFI、LEV、L0V、LTA、M0N、PAU、PHI、RH0、R0G、TH0及其取代形式；中孔分子筛AF0、AEL、EU0、HEU、FER、MEL、MFI、MTW、MTT、TON及其取代形式；和大孔分子筛EMT、FAU及其取代形式。其它分子筛包括ANA、BEA、CFI、CL0、D0N、GIS、LTL、MER、M0R、MWW和S0D。优选的分子筛、特别是用于将含有BEA、CHA、EDI、FAU、FER、GIS、LTA、LTL、MER、MFI、M0R、MTT、MWW、TAM和TON。在一种优选的实施方案中，本发明的分子筛具有AEI拓朴结构或CHA拓朴结构或其组合，最优选CHA拓朴结构。分子篩材料都具有共角T04四面体的三维、四面连接的骨架结构，其中T是任何四面体配位的阳离子。通常根据限定孔隙的环的尺寸来描述这些分子筛，其中该尺寸基于环中的T原子数。其它骨架类型特征包括形成笼的环的排列，和当存在时，通道的尺寸，以及笼间的间隔。参见vanBekkum等，IntroductiontoZeoliteScienceandPractice，第二完全修订和扩充版，第137巻，第1-67页，ElsevierScience,B.V.，Amsterdam,Netherlands(2001)。分子筛、特别是沸石和沸石类型分子筛优选具有的分子骨架是一种、优选两种或多种共角[T04]四面体单元，更优选两种或多种其它分子筛包括以下文献中叙述的那些EP-0888187Bl[微孔性结晶金属磷酸盐，SAP04(UI0-6)]，美国专利6,004,898(分子篩和碱土金属)，美国专利6,743,747(集成的烃助催化剂)，2001年9月7日公布的PCTW001/64340(含钍分子筛)和R.Szostak，HandbookofMolecularSieves,VanNostrandReinhold，NewYork,NewYork(1992)。更优选的含硅、铝和/或磷的分子筛、以及含铝、磷和任选含硅的分子筛包括铝磷酸盐(ALP0)分子筛和硅铝磷酸盐(SAPO)分子筛以及经取代的、优选金属取代的ALP0和SAPO分子篩。最优选的分子筛是SAPO分子筛和金属取代的SAP0分子筛。在一种实施方案中，所述金属是元素周期表第IA族的碱金属，元素周期表第IIA族的碱土金属，元素周期表第IIIB族的稀土金属，包括镧系元素镧、铈、镨、钕、钐、铕、釓、铽、镝、钬、铒、铥、镱和镥；以及钪或钇，元素周期表第IVB、VB、VIB、VIIB、VIIIB和IB族的过渡金属，或任何这些金属物质的混合物。在一种优选的实施方案中，该金属选自Co、Cr、Cu、Fe、Ga、Ge、Mg、Mn、Ni、Sn、Ti、Zn、Zr及其混合物。在另一优选的实施方案中，上述这些金属原子通过四面体单元如[Me02]插入分子筛骨架中，而且根据该金属取代物的价态带有净电荷。例如，在一种实施方案中，当金属取代物具有+2、+3、+4、+5或+6的价态时，该四面体单元的净电荷处于-2和+2之间。在一种实施方案中，所述分子筛(如许多以上提及的美国专利中所述)由基于无水的实验式表示mR:(MxAlyPz)02其中R表示至少一种模板剂，优选有机模板剂；m是每摩尔(MxAlyPz)02的R摩尔数以及m具有0-1，优选0-0.5,以及最优选0-0.3的值；x、y和z表示作为四面体氧化物的Al、P和M的摩尔分数，其中M是选自元素周期表第IA、IIA、IB、IIIB、IVB、VB、VIB、VIIB、VIIIB族和镧系元素之一的金属，优选M选自Co、Cr、Cu、Fe、Ga、Ge、Mg、Mn、Ni、Sn、Ti、Zn和Zr中的一种。在一种实施方案中，m大于或等于0.2，以及x、y和z大于或等于0.01。在另一实施方案中，m为大于0.1至约l，x为大于0至约O.25，y为O.4-0.5，以及z为0.25-0.5，更优选m是0.15-0.7，x是O.01-0.2，y是O.4-0.5，以及z是O.3-0.5。这里可用的SAP0分子筛的非限制性实例包括SAPO-5、SAPO-8、SAPO-ll、SAP0-16、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-20、SAP0-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAP0-40、SAPO-41、SAP0-42、SAPO-44、SAPO-47、SAPO-56以及其含金属的分子筛。其中，特别有用的分子筛是SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44、SAPO-56及其含金属的衍生物。特别优选SAPO-34。在本发明的另一实施方案中，本发明中所用的催化剂包括铝磷酸盐(AlPO)分子筛。可以作为独立的晶体包括这些分子筛或者可以使它们与其它晶体结构混杂，例如通过共生结构混杂。铝磷酸盐的实例包括AlPO-5、AlPO-ll、AlPO-18、A1P0-31、AlPO-34、AlPO-36、A1PO-37和A1P0-46。在一种实施方案中，所述催化剂包括至少一种SAPO和至少一种AlPO分子筛的组合，其中该SAPO选自SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAP0-16、SAPO-17、SAPO-18、SAP0-20、SAPO-31、SAP0-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAP0-41、SAPO-42、SAP0-44、SAPO-47和SAPO-56，以及该AlPO选自AlPO-5、AlPO-11、AlPO-18、AlPO-31、A1P0-34、AlPO-36、AlPO-37和AlP0-46。所述分子筛可以作为独立的晶体或作为共生晶体组合。优选地，该SAPO是SAPO-18或SAPO-34,以及优选地，该AlPO是A1P0-34或AlPO-18。利申请公开2002-0165089和1998年4月16日公布的国际公开WO98/15496中所述的那些，那些分子筛的描述并入本文供参考。注意SAPO-18、AlPO-18和RUW-18具有AEI骨架类型，而SAPO-34具有CHA骨架类型，这里所用的优选分子筛可以包含AEI和CHA骨架类型的至少一种共生相，尤其是其中CHA骨架类型与AEI骨架类型的比率大于1:1的共生相，该比率由美国专利申请公开2002-0165089中所述的DIFFaX方法测定。通过将合成的分子筛与粘结剂和/或基质材料结合将分子筛制成或配制成催化剂，从而形成分子筛催化剂组合物或配制的分子筛催化剂组合物。该配制的分子筛催化剂组合物通过常规技术如喷雾干燥、造粒、挤出等形成有用的形状和一定大小的颗粒。本领域技术人员还会意识到可以使通过本发明的含氧化合物至烯烃转化反应生成的烯烃聚合以形成聚烯烃，特别是聚乙烯和聚丙烯。从烯烃形成聚烯烃的工艺是本领域已知的。催化工艺是合意的。特别合意的是茂金属、齐格勒/纳塔和酸催化体系。参见例如美国专利3，258，455;3,305,538;3，364，190;5，892，079;4，659，685;4,076,698;3,645,992;4，302，565和4，243，691;其各自的催化剂和方法说明清楚地并入本文供参考。通常，这些方法包括使烯烃产物与聚烯烃形成催化剂在有效形成聚烯烃产物的压力和温度下接触。VI.实施例在模拟中所用的压力、温度和WHSV条件下，用SAPO催化剂以实验室桌面规模首先显示曱醇转化的反应动力学速率。为了证明具有以至少8的轴向Peclet数操作的接触导管的反应器的有益效果，以及用以与接触导管的Peclet数相比更大的轴向Peclet数操作的连接导管运行的进一步的益处，用实验室中显示的动力学进行一系列计算机模型反应器模拟。基于与中试操作的比较来校正该计算机模型。将串联的理想的连续搅拌釜反应器("CSTR")模拟用于接近活塞式流动行为以及用于估计各个导管中的Peclet数。由于反应器的停留时间分布曲线(即混合程度)可以根据轴向Peclet数或串联的CSTR数来表示，因此该方法是有效的。因而，可以将一系列CSTR用于接近对应某一Peclet数的停留时间分布。为了本发明举例说明的目的进行的比较模拟在平均温度、压力和转化率的理想条件下进行。该模拟与用純的甲醇原料在SAPO催化剂上的性能相对应。各个反应器由接触和连接导管组成，通过轴向Peclet数来描述。反应器A、B和C都表现出相对Peclet数小于8的反应器改进的性能。与反应器A比较时，反应器B和C显示，在连接导管的Peclet数大于接触导管的Peclet数时性能改进甚至更大。表1<table>tableseeoriginaldocumentpage30</column></row><table>如之前所述的，更高的以重量百分比计的相对于乙烯和丙烯以及所有其它反应器产物成分总量的乙烯和丙烯生产率、或主要烯烃选择性("POS")是优选的。反应器A、B和C在产生8或更大PecLet数的同样的甲醇转化率和反应器构型以及工艺条件下都显示高的POS。当相对接触导管的Peclet数提高连接导管的Peclet数时，反应器B和C表现出POS的继续改善。与连接导管中的轴向Peclet数结合的接触导管中大于8的轴向Peclet数的组合，该连接导管中的轴向Peclet数比接触导管中的轴向Peclet数大10°/。或更大，导致反应器流出物中总体更大的POS。本领域普通技术人员将会意识到在不背离本发明的精神和范围的情况下可以对本发明作出许多改动。本文所述的实施方案意味着仅是说明性的，不应当视为限制本发明，本发明由以下权利要求来限定。权利要求1.将含氧化合物转化成烯烃的方法，其包含a)使分子筛催化剂与含氧化合物原料在初始导管中接触；b)使所述分子筛催化剂在5英尺/秒(1.52米/秒)或更大的表观速度下流经接触导管，所述接触导管具有8或更大的料流气体部分的轴向Peclet数以及包含多个挡板，并且该接触导管具有比所述初始导管大的直径；和c)使所述分子筛催化剂进入直径比所述接触导管小的连接导管中。2.权利要求1的方法，其中所述接触导管具有72英寸(1.83米)或更小的水力直径。3.权利要求1或2的方法，其中所述连接导管具有比所述接触导管的Peclet数更大的Peclet数。4.前述权利要求任一项的方法，其中所述连接导管具有比所述接触导管的Peclet数大至少10%的Peclet数。5.前述权利要求任一项的方法，其中所述连接导管进一步包含至少一个挡板以进一步减少返混。6.前述权利要求任一项的方法，其中自所述接触导管入口延伸至该接触导管出口的温度梯度保持在IOO'C或更小，优选S(TC或更小，更优选2(TC或更小。7.前述权利要求任一项的方法，其中所述分子筛催化剂是硅铝磷酸盐分子筛。8.前述权利要求任一项的方法，其中所述接触导管中的一个或多个挡板包含一个或多个冷却管。9.前述权利要求任一项的方法，其中通过使蒸汽或沸水流经所述一个或多个冷却管来保持所述温度梯度。10.前述权利要求任一项的方法，其中通过使沸水流经第一多个冷却管以及使蒸汽流经第二多个冷却管来保持所述温度梯度。11.前述权利要求任一项的方法，其中所述催化剂和原料流在400。C或更大的温度下离开所述接触导管。12.前述权利要求任一项的方法，其中所述接触导管的至少一部分具有8英寸(0.2米)至24英寸(0.61米)的水力直径。13.前述权利要求任一项的方法，其中流经所述接触导管的催化剂和原料在4lb/ft3(64.07kg/m3)至20lb/ft3(320.4kg/m3)，优选8lb/ft3(128.1kg/m3)至12lb/ft3(192.2kg/m3)的催化剂密度下流动。14.前述权利要求任一项的方法，其中流经所述接触导管的催化剂和原料在6ft/sec(1.83m/sec)至20ft/sec(6.1m/sec),优选8ft/sec(2.44m/sec)至15ft/sec(4.57m/sec)的表》见气体速度下流动。15.权利要求3的方法，其中通过选择所述接触导管出口的温度以及控制该接触导管入口的温度以实现约0.8:1至约1.2:1的C2烯烃对C3烯烃的比率来保持所述温度梯度。16.用于将含氧化合物转化成烯烃的系统，其包含a)具有至少一个原料入口和至少一个催化剂入口的初始导管；b)含有多个挡板和与所迷初始导管敞开相连的接触导管，所述接触导管的至少一部分具有72英寸(1.83m)或更小的水力直径；c)与所述接触导管敞开相连的连接导管；d)与所述连接导管流体连通的多个初级分离装置，所述初级分离装置包含高度与直径比率为5或更小的旋风分离器；e)与所述初级分离装置流体连通的多个次级分离装置；和f)通过送气室与所述次级分离装置相连的多个三级分离装置。17.权利要求16的系统，其中所述接触导管的至少一部分具有约8英寸(0.2米)至约24英寸(0.61米)的水力直径。18.权利要求16或17的系统，其中所述接触导管中的一个或多个挡板包含冷却管。19.权利要求16-18任一项的系统，其中所述连接导管进一步包含挡板。20.权利要求16-19任一项的系统，其中所述初级分离装置包含高度与直径比率为4.5或更小的旋风分离器。21.权利要求16-20任一项的系统，其进一步包含内部送气室以提供所述次级分离装置与所述三级分离装置之间的流体连通。全文摘要本发明涉及在将含氧化合物转化成烯烃时使原料流的返混最小化的方法和系统。在一种实施方案中，通过提供包含挡板以使反应器至少一部分的水力直径减小的反应器来减少返混。一些或全部的挡板还可以充当冷却管以便减小反应器中的温度梯度，由此使轻质烯烃生产最大化。文档编号C07C1/20GK101184709SQ200680018303公开日2008年5月21日申请日期2006年5月16日优先权日2005年5月27日发明者C·O·博尔斯拉尼斯,D·C·菲拉里,J·H·小比奇,J·S·史密斯,M·P·尼科莱蒂,N·库特,R·W·西尔弗曼,U·K·杰雅斯沃申请人:埃克森美孚化学专利公司