专利名称：使催化剂细粉末含量低的全体催化剂颗粒流态化的制作方法
技术领域：
本发明涉及用于使催化剂颗粒流态化的方法，更具体地使催化剂细粉末含量低的全体催化剂颗粒流态化。
背景技术：
轻质烯烃(本文中定义为乙烯和丙烯)用作众多化学品生产用的原料。传统上通过石油裂化生产烯烃。由于石油资源的有限供应和/或高成本，从石油资源生产烯烃的成本不断地提高。
多种含氧化合物，诸如醇类，特别是甲醇、二甲醚和乙醇，是用于轻质烯烃生产的可供选择的原料。醇类可以通过发酵生产，或者由源于天然气、石油液体、含碳材料(包括煤、回收塑料、城市废弃物)或任何有机材料的合成气来生产。由于来源广泛，醇、醇衍生物以及其它含氧化合物有希望作为经济、非石油的烯烃生产用来源。
在含氧化合物至烯烃(OTO)反应系统中，含有含氧化合物的原料中的含氧化合物，在有效使至少一部分的含氧化合物转化成轻质烯烃的条件下接触分子筛催化剂组合物，在反应流出物中从反应系统得到该轻质烯烃。由于原料在高的重时空速以及高温和高压条件下接触分子筛催化剂组合物，一部分催化剂组合物会破碎，例如磨损(attrit)，以形成一种或多种较小的磨损催化剂颗粒。一些催化剂磨损颗粒尺寸非常小而且被称为催化剂细粉末。由于其相对较高的表面积与质量的比例，反应系统中的一部分催化剂细粉末可能被反应流出物夹带并随其离开反应系统。相反地，由于其相对较低的表面积与质量的比例，较大的颗粒倾向于选择性地留在OTO反应系统中。较大颗粒的选择性滞留对于非常耐磨的颗粒而言格外成问题。
另外的催化剂颗粒、特别是催化剂细粉末，可能在与OTO反应系统相连的再生器中损失。在常规的再生容器中，将结焦的催化剂从反应器引导至催化剂再生器。在催化剂再生器中，用通常包含再生介质的流化介质，在有效通过与再生介质燃烧从结焦的催化剂上除去焦炭并形成再生催化剂和气态副产物的条件下，使催化剂流态化。使大部分来自再生器的再生催化剂回到反应器中。使气态副产物从催化剂再生器上部定位设置的排气口排出。非所需的是，来自再生器的大量的被夹带的催化剂、特别是催化剂细粉末随气态副产物从排气口排出。
由大的催化剂颗粒在OTO反应或再生系统中的堆积所造成的一种非所需的影响在于，在大颗粒富集的反应或再生系统中，由于细微颗粒的损失，循环流化床或流化床运行不良，特别是对于竖管内的催化剂循环以及对于流化床内的气体分布而言。已经提出了解决该问题的几种方法。
例如一种常规技术包括非选择性地除去反应系统中全部催化剂颗粒的一小部分，从而为新鲜催化剂的添加腾出空间。然而，除去非所需大小的催化剂颗粒的该技术效率低，因为相当大部分的所需大小的催化剂颗粒与该非所需大小的催化剂颗粒一起从反应系统中除去。
Hettinger，Jr.等的US 5,746,321公开了磁力分离器、催化剂分级器和/或催化剂研磨器的组合，其磨去催化剂的外层，产生平均粒度更严格控制和较低金属含量的更有活性的催化剂，以及使粒度分布变窄，提供改进的流态化性能以及更好的活性和选择性。当处理高金属含量原料时，该方法特别有用。
Friedman的US 2,573,559公开了用新鲜的流化催化剂替代在使用过程中活性已经减小的流化催化剂床，两种催化剂的平均粒度都是40-400目。新鲜催化剂的平均大小与部分用过的催化剂相差至少10目大小，优选25目。在使得反应温度基本上没有提高的条件下将新鲜催化剂引入反应器中，同时在床顶部位置以下的部分将催化剂从反应器中取出。使取出的催化剂按粒度分成送回反应器的新鲜催化剂和进行再生的减活催化剂。按照该’559专利，可以在20-48小时内在正常的操作条件下完成催化剂的完全替换。
美国专利申请No.2005-0245781公开了用于在OTO反应系统中保持所期望的粒度分布的方法。在一种实施方案中，该发明包括用较小活性的助催化剂颗粒代替损失的催化剂细粉末。通过向反应系统中添加较小活性的助催化剂颗粒，可以维持所需的流化特性和流体动力而不影响整体的性能和产物选择性。
然而，仍然需要改进全体催化剂颗粒的流化特性而不需要添加新的催化剂细粉末，所述全体催化剂颗粒是催化剂细粉末贫化的，例如具有高的粒度分布或中值粒径。
发明概述本发明提供了在流化床反应器中有效使催化剂细粉末含量低的全体催化剂颗粒流态化的新方法。该全体催化剂颗粒在流化床反应器中进行流态化以形成流化床。在该流化床中，全体催化剂颗粒在流化条件下接触一个或多个阻隔构件如挡板。本发明特别适合于在含氧化合物至烯烃(OTO)反应器和/或催化剂再生器中使催化剂细粉末贫化的全体催化剂颗粒流态化。
在一种实施方案中，本发明涉及在反应器中使催化剂颗粒流态化的方法，其中所述方法包括以下步骤(a)在反应器中提供多个催化剂颗粒，其中所述催化剂颗粒具有大于约40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值；(b)在有效使所述催化剂颗粒表现出流化行为和形成流化床的条件下，使催化剂颗粒与流化介质接触；和(c)在流化床中时，使所述颗粒与一个或多个初级阻隔构件接触。
任选地，所述方法进一步包括以下步骤使含有含氧化合物的原料与所述多个催化剂颗粒在有效使该含氧化合物转化成轻质烯烃和水的条件下接触。在这种情况下，所述流化介质任选地包含所述原料。
作为选择地，至少一部分的所述多个催化剂颗粒至少部分地结焦，以及所述方法进一步包括以下步骤使再生介质与所述多个催化剂颗粒在有效使所述至少部分结焦的催化剂颗粒至少部分再生的条件下接触。在这种情况下，所述再生介质任选地包含空气，以及所述流化介质任选地包含所述再生介质。
在另一实施方案中，本发明涉及在流化床中的多个流化催化剂颗粒，其具有大于40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值以及当所述颗粒在具有设置于所述流化床内的一个或多个初级阻隔构件的反应器中流化时，具有约4-约100的轴向气体Peclet数。
在另一实施方案中，本发明涉及一种反应系统，其包含(a)在反应器中的多个催化剂颗粒的流化床，其中所述催化剂颗粒具有大于约40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值；和(b)设置于所述流化床内的一个或多个初级阻隔构件，其用于至少部分地阻碍所述催化剂颗粒的向上流动。
任选地，所述反应器包含反应区和分离区，所述流化床位于反应区内。在本发明的这一方面，任选地在所述分离区内设置一个或多个次级阻隔构件，其用于至少部分地阻碍夹带催化剂的向上流动。任选地，所述一个或多个次级阻隔构件设置在所述流化床上方小于2米处。所述反应器任选地包含催化剂再生器或含氧化合物至烯烃反应器。
任选地，所述流化床中的催化剂颗粒、例如流化催化剂颗粒具有约4-约100，优选约8-约30，以及最优选约10-约20的轴向气体Peclet数。
任选地，所述催化剂颗粒包含选自以下的分子筛SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-16、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-20、SAPO-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-44、SAPO-47、SAPO-56、AEI/CHA共生物、它们的含金属形式、以及它们的混合物。催化剂颗粒任选地在流化床中在有效使含氧化合物转化成轻质烯烃和水的条件下接触含有含氧化合物的原料。在这种情况下，所述催化剂颗粒任选地用包含所述原料的流化介质流化。
作为选择地，所述反应器包含催化剂再生器。在该实施方案中，至少一部分的所述多个催化剂颗粒至少部分地结焦。在这种情况下，催化剂颗粒任选地在流化床中在有效使至少部分结焦的催化剂颗粒至少部分地再生的条件下接触再生介质，其优选包含空气。任选地，用包含所述再生介质的流化介质使催化剂颗粒流态化。
任选地，所述一个或多个初级阻隔构件包含至少一个反向的“V”型挡板，其覆盖流化床整个横截面积的一部分。所述反向“V”型挡板任选地覆盖流化床整个横截面积的约20-约80％、约40-约60％、或者约45-约55％。另外地或者可供选择地，所述一个或多个初级阻隔构件包含至少一个地铁格栅型挡板(subway grate style baffle)，其覆盖流化床整个横截面积的一部分。所述地铁格栅型挡板任选地覆盖流化床整个横截面积的约60-约95％、约70-约95％、或者约80-约90％。
附图简要说明当连同附图一起，参照本发明的详细描述会更好地理解本发明，其中
图1显示按照本发明一种实施方案的流化床反应器或再生器；图2A-E显示按照本发明几个实施方案的阻隔构件的构造；图3提供描绘了作为密相床上方高度的函数的催化剂夹带的图；图4显示按照本发明另一实施方案的流化床反应器或再生器；图5显示按照本发明另一实施方案的流化床反应器或再生器；图6提供对于具有2个有凹槽和格栅的挡板(notched gratedbaffles)的流化床反应器，描绘了作为时间的函数的在低细粉末含量下动态床压降测量的图；图7提供对于具有1个有凹槽和格栅的挡板的流化床反应器，描绘了作为时间的函数的在低细粉末含量下动态床压降测量的图；图8提供对于如图5所示具有反向“v”型挡板的流化床反应器，描绘了作为时间的函数的在低细粉末含量下动态床压降测量的图；图9提供对于没有任何挡板的流化床反应器，描绘了作为时间的函数的在低细粉末含量下动态床压降测量的图；图10提供对于没有任何挡板的流化床反应器，描绘了作为时间的函数的在适当细粉末含量(8-12wt％)下动态床压降测量的图。
发明详述I.介绍本发明提供了新颖的方法和反应系统，其用于通过使催化剂细粉末含量低以及因此粒度分布(PSD)大的全体催化剂颗粒与挡板接触，优选在流化床内在流化条件下进行接触，有效使所述颗粒流态化。因而，本发明非常适合于在流化床反应器中使催化剂细粉末含量低的全体催化剂颗粒流态化。用于本文时，“流化床反应器”是指其中形成催化剂颗粒流化床的反应器或催化剂再生器。本发明还提供使夹带催化剂损失最小化的能力。优选地，所述流化床反应器包括含氧化合物至烯烃(OTO)反应器或催化剂再生器。本发明还涉及细粉末含量低、但是显示有效的流化特性的全体催化剂颗粒。
II.使细粉末含量低的催化剂颗粒流态化在流化床反应工艺中，催化剂颗粒在有效使该催化剂颗粒表现出流化行为的条件下接触流化介质如原料。当它们得以流化时，催化剂颗粒转变成具有许多液体性质的膨胀、悬浮的团块状物。例如，该团块状物具有零度的休止角、自行水平以及呈现包含它的容器的形状。催化剂流化工艺在化学工程技术中是已知的。例如参见Robert H.Perry&Don W.Green，Perry’s Chemical Engineers’Handbook 17-2至17-18(第7版1997)。通常在流化床流动方式下进行的几种反应工艺的实例包括但是不限于烃裂化和重整、萘至邻苯二甲酸酐的氧化、以及丙烯至丙烯腈的氨解氧化。也往往将流化床反应工艺用于再生用过的催化剂颗粒。
在常规的OTO反应系统中，在有效使含有含氧化合物的原料中的至少一部分含氧化合物转化成轻质烯烃的条件下，分子筛催化剂组合物接触含有含氧化合物的原料。由于该原料在高的重时空速以及在极端的温度和压力条件下接触分子筛催化剂组合物，一部分催化剂组合物会破碎，例如磨损，从而形成一个或多个较小的磨损催化剂颗粒。一些催化剂磨损颗粒尺寸非常小而且被称为催化剂细粉末。
用于本文时，“催化剂细粉末”是指d90不大于44μm的经配制的催化剂组合物颗粒的集合。相反地，“催化剂非细粉末”在本文中定义成d90大于44μm的经配制的催化剂组合物颗粒的集合。“催化剂粗粒子”在本文中定义成中值粒径为至少120μm的经配制的催化剂组合物颗粒的集合。用于此处时，“催化剂非粗粒子”在本文中定义成中值粒径小于120μm的经配制的催化剂组合物颗粒的集合。
用于本文时，“中值粒径”是指规定数目颗粒的d50值。对于本专利申请和所附权利要求而言，dx粒度是指x体积％的规定数目的颗粒具有不大于该dx值的粒径。对于本说明书而言，用于定义dx值的粒度分布(PSD)用来自Microtrac，Inc.(Largo，Florida)的Microtrac ModelS3000粒度分析仪采用已知的激光散射技术测量。用于本文时，“粒径”是指规定的球形颗粒的直径或者非球形颗粒的等效直径，如使用Microtrac Model S3000粒度分析仪通过激光散射测量的那样。
由于其相对较高的表面积与质量的比例，反应系统中的一部分催化剂细粉末可能非所需地被反应流出物夹带并随其离开反应系统。催化剂细粉末还可能被再生器烟道气夹带并经由催化剂再生器从反应系统中失去。相反地，由于其相对较低的表面积与质量的比例，当颗粒耐磨时以及当只是进行弥补损耗时，较大的颗粒如催化剂粗粒子倾向于选择性地留在OTO反应系统中。所得到的催化剂全体具有增大的粒度分布，如d50值，而且在反应器以及在催化剂再生器中显示出差的流化特性。
一方面，本发明提供使来自流化床反应器的夹带催化剂损失最小化的能力。虽然本发明针对使夹带催化剂损失最小化，但是一定量的夹带催化剂损失是不可避免的。尽管如此，当催化剂细粉末从反应和/或再生系统中失去时，本发明还提供在具有由催化剂细粉末含量相对低的全体催化剂颗粒形成的流化床的流化床反应器、如催化剂再生器中保持期望的流化特性的能力。因而，本发明的益处是双重的本发明使夹带催化剂损失最小化，同时如果一些催化剂细粉末损失的话，使剩余催化剂颗粒的流化特性最大化。
在一种实施方案中，本发明涉及在反应器、优选流化床反应器中使催化剂颗粒流态化的方法。该方法包括在反应器中提供多个催化剂颗粒的步骤，其中所述催化剂颗粒具有大于约40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值。另外，所述方法包括在有效使所述催化剂颗粒表现出流化行为和形成流化床的条件下使催化剂颗粒与流化介质接触的步骤。该方法还包括在流化床中时使所述颗粒与一个或多个初级阻隔构件接触的步骤。
d2值大于40μm的全体催化剂颗粒具有比通常在流化反应系统中采用的全体催化剂低得多的催化剂细粉末含量。迄今已经证实细粉末含量低的全体催化剂颗粒具有非常不合意的流化特性。例如，当流化细粉末含量低的全体催化剂颗粒时，在床内倾向于形成大的“鼓泡”。这些鼓泡阻碍催化剂颗粒流入竖管中，催化剂颗粒通过该竖管离开流化床。用于本文时，“细粉末含量低”的全体催化剂颗粒是指d2值大于40μm的全体催化剂颗粒。然而，现在已经发现，通过提供一个或多个阻隔构件如挡板，优选在流化床内提供，尽管按照本发明流化的催化剂颗粒具有相对较高的d2值，还是可以有利地保持期望的流化特性。
任选地，本发明的方法进一步包括以下步骤使含有含氧化合物的原料与所述多个催化剂颗粒在有效使该含氧化合物转化成轻质烯烃和水的条件下接触。在这种情况下，所述流化介质任选地包含所述原料。因此，本实施方案中的流化床反应器包含OTO反应器。本实施方案中，所述催化剂颗粒优选包含选自以下的分子筛SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-16、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-20、SAPO-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-44、SAPO-47、SAPO-56、AEI/CHA共生物、它们的含金属形式、以及它们的混合物。
作为选择地，至少一部分的所述多个催化剂颗粒至少部分地结焦，以及所述方法进一步包括以下步骤使再生介质与所述多个催化剂颗粒在有效使所述至少部分结焦的催化剂颗粒至少部分再生的条件下接触。在这种情况下，所述再生介质任选地包含空气，以及所述流化介质任选地包含所述再生介质。因而，本实施方案中的流化床反应器包含催化剂再生器，优选OTO反应系统中的催化剂再生器。催化剂再生方法也在以下进行详细描述。
优选地，所述流化床反应器包含反应区和分离区，所述流化床位于反应区内。如果该流化床反应器是催化剂再生器，将所述反应区称作再生区。如同该名字暗示的那样，在流化床反应器中发生的反应几乎全部在反应区中进行以形成气态产物，通过气体动力将其转移到分离区中。来自反应区的一部分催化剂可能被该气态产物夹带并随其进入分离区。优选地，该分离区装配有一个或多个分离装置如旋风分离器，从而促进夹带的催化剂与气态产物的分离以及使催化剂返回到反应区中。理想地设置在流化床内的本发明的阻隔构件也优选设置在所述反应区中，然而可以将另外的阻隔构件(次级阻隔构件)设置在分离区中，以便至少部分地阻碍夹带催化剂的向上流动，由此进一步限制夹带催化剂损失。如果流化床反应器在分离区中包含一个或多个次级阻隔构件，所述次级阻隔构件任选地设置在流化床表面上方约0.5-约4m处，更优选约0.5-约2m处，以及最优选约0.5-约1m处。就范围上限而言，该次级阻隔构件或者其一部分任选地设置在流化床上方小于4m、小于2m或小于1m处。
细粉末含量低的全体催化剂颗粒的经改进的流化特性可以用各种方式表征。一种情况下，流化床反应器中的全体催化剂颗粒的流化能力可以由催化剂体系的轴向蒸气Peclet数来反映。Peclet数是反映与活塞式流动相对偏离的无因次数，其通常与给定流化床反应器中的全体催化剂颗粒的流化能力一致。Peclet数无穷大(零分散)是理想的活塞式流动，低的Peclet数(比如小于4)描述的是更完全混合的反应器。对于本发明而言，“Peclet数”(Pe)由以下方程式定义Pe=(Ug)(L)D]]>其中Ug是通过催化剂床的气体表观速度；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。优选地，细粉末含量低的全体催化剂颗粒具有约4-约100、约8-约30或者约10-约20的Peclet数。这样的Peclet数是具有特别好的流化特性的流化床或提升管反应系统内的全体催化剂颗粒的特征。
因而，在另一实施方案中，本发明涉及在流化床中的多个流化催化剂颗粒，其具有大于40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值以及当所述颗粒在具有设置于所述流化床内的一个或多个初级阻隔构件的反应器中流化时，具有约4-约100的轴向气体Peclet数。
在另一实施方案中，本发明涉及一种反应系统，其包含(a)在反应器中多个催化剂颗粒的流化床，其中所述催化剂颗粒具有大于约40μm、大于约50μm或大于约60μm的d2值；和(b)设置于所述流化床内的一个或多个初级阻隔构件，其用于至少部分地阻碍所述催化剂颗粒的向上流动。
除了Peclet数以外，全体催化剂颗粒的流化能力还可以由催化剂颗粒通过与流化床反应器相连的竖管的流量来反映。在流化床反应器中，例行地加入催化剂颗粒以及由于多种原因而将其从流化床中取出，例如是为了催化剂再生、为了将再生过的催化剂引导回主反应器(如果该流化床反应器是催化剂再生器的话)、为新鲜催化剂腾出空间等。通常，使催化剂通过竖管从流化床中取出，该竖管在一种实施方案中是与流化床流动联通以及具有在流化床表面以下的开口的基本上垂直取向的管道。然而，预期该管道可以从垂直倾斜多达45-60°。由于催化剂颗粒在流化床中表现为流体，因此催化剂颗粒会倾向于流入竖管开口并向下(在最接近的方向上)流经竖管。任选地，然后使催化剂通过提升管线或其它输送装置提升至另一容器或者通过重力直接流入另一接收容器中。
如上所述，与显示出良好流化能力的全体催化剂颗粒相比，流化能力差的全体催化剂颗粒不那么有效地将催化剂颗粒输送至流化床反应器的竖管中。因而，催化剂通过竖管(或多个竖管)的流量与全体催化剂颗粒的流化能力直接相关。在本发明的这一方面中，流量与没有接收上升介质的竖管区域有关，例如优选与竖管的基本上垂直取向的区域有关，而不是可能与竖管相连的提升管线。
因而，在本发明的一种实施方案中，流化床反应器进一步包含开口设置在该流化床表面以下的竖管。细粉末含量低的全体催化剂颗粒的一部分从流化床进入所述开口并以约0.1-约5m/s、更优选约0.25-约3m/s以及最优选约0.5-约2m/s的表观速度流经竖管。在另一实施方案中，细粉末含量低的全体催化剂颗粒的一部分从流化床进入所述开口并以约0.5-约5m/s、更优选约1-约3m/s以及最优选约1.5-约2m/s的表观速度流经竖管。
III.流化床反应器设计参数和操作条件如上所述，本发明涉及在流化床反应器中使细粉末含量低的全体催化剂颗粒流态化。理想地，所述流化床反应器包括设置在流化床内以促进所述全体催化剂颗粒流化的一个或多个阻隔构件。另外地或者作为选择地，为了使其中所含的催化剂颗粒的流化特性最大化，在某些操作条件下运行该流化床反应器。现在将更详细地描述优选的流化床反应器设计参数和操作条件。
通过提供具有以下所述的特定设计参数的流化床反应器(如催化剂再生器)和/或通过仔细监控在流化床反应器的反应和分离区中的催化剂流动方式，按照本发明可以改进催化剂流化特性和使催化剂夹带最小化。
流化床反应器优选包括反应区和分离区。在反应区中，催化剂在有效形成流化床的条件下接触流化介质，该流化床是湍流紧密床或密相。所述条件如温度和压力还优选有效使流化介质(其优选包含原料)转化成气态产物。该气态产物离开密相(流化床)并形成稀相，该稀相从密相表面延伸至分离区的顶部。分离区适合于分离稀相中的夹带的催化剂与气态产物以及使该夹带催化剂返回到反应区。
如果流化床反应器包含催化剂再生器，则将反应区称作再生区。在该实施方案中，流化床中的接触有效使至少部分结焦的催化剂至少部分地再生并形成再生催化剂。所述再生催化剂可以完全或部分地进行再生。在这种情况下，流化介质优选包含以下详细描述的再生介质，其通过燃烧使催化剂颗粒上的含碳沉积物(焦炭)转化成再生工艺中的各种气态产物。因而，催化剂再生工艺中的“产物”包含再生工艺的各种气态产物，如水蒸气(water vapor)、一氧化碳和二氧化碳。该气态产物任选地与夹带的催化剂和/或未反应的再生介质一起离开密相并形成稀相，该稀相从密相表面延伸至分离区的顶部。分离区适合于分离稀相中夹带的催化剂和气态组分，以及使该夹带的催化剂返回到再生区。最后，再生工艺的气态产物作为烟道气从分离区获得。
在一种实施方案中，在分离区中催化剂颗粒的表观速度低于常规流化床反应器中的表观速度。用于本文时，表观速度是指在规定高度处容器的整个敞开横截面中的平均气体速度。通过在分离区中于较低的表观速度下运行，分离区中每个单独的催化剂颗粒的惯性会相应地低于常规流化床反应器中的惯性。由于只有其落速等于或小于气体表观速度的那些固体继续被夹带，因此减小表观速度时可实现夹带催化剂损失的降低。落速大于气体表观速度的颗粒会倾向于落回反应区中。颗粒落速是颗粒与流化介质之间的密度差以及粒径平方的函数。
本发明的流化床反应器优选具有某些设计参数和/或在某些操作条件下运行，其促进细粉末含量低的催化剂颗粒的流化，同时还在分离区中提供期望的流动特性以降低夹带催化剂损失。
所述流化床反应器优选包括向其中进料流化介质和催化剂的反应区。该反应区具有第一下端、第一上端和其间的第一主要长度。流化床反应器还包括为了分离夹带的催化剂与气态组分并使该夹带催化剂返回到反应区中而提供的分离区，所述气态组分如该流化床反应器中发生的反应或再生工艺的产物。该分离区具有第二下端、第二上端和其间的第二主要长度。分离区包括与分离区的第二下端相邻的型锻区域(swaged region)，而且该第二下端与第一上端流动联通。如果流化床反应器是催化剂再生器，该流化床反应器还包括催化剂回路，可以将再生催化剂从反应(再生)区送入该回路中以及可以使再生催化剂由该回路引入反应器中。按照一种实施方案，第二主要长度与第一主要长度之比大于1.0、1.25、1.5、2.0、3.0、4.0或5.0。在本文中作出指示的情况下，这些比例不包括型锻区域。如果没有如此指示，则这些比例包括型锻区域，其将被计入(be factored into)第二主要长度内。通过提供具有这些特征的催化剂流化床反应器，可以获得期望的流化特性，同时使夹带催化剂损失最小化。
所述分离区任选地包括型锻区域和上部分离区域。该型锻区域包括狭窄端和宽阔端以及从狭窄端到宽阔端横截面积增大。狭窄端位于该型锻区域的近端，而宽阔端位于该型锻区域的远端附近。该型锻区域的宽阔端与上部分离区域相邻并与其流动联通。狭窄端与反应区相邻并与其流动联通。型锻区域截面积的增大是为了在催化剂从该型锻区域的狭窄端通到宽阔端时降低夹带催化剂的表观速度而提供的。上部分离区域优选由中空的圆柱体、例如管状部件形成，其具有一致的或基本上一致的横截面积，从而为其中所含的夹带催化剂提供一致的表观速度特征。
任选地，反应区具有第一平均直径而分离区具有第二平均直径。该第二平均直径与第一平均直径之比为至少约1.1、至少1.4、1.7、2.0、2.3、2.6或2.9。在本文中作出指示的情况下，这些比例不包括型锻区域。如果没有如此指示，则这些比例包括型锻区域，其将被计入第二平均直径的确定中。
就截面积而言，反应区具有第一平均截面积而分离区具有第二平均截面积，该第二平均截面积与第一平均截面积之比任选地为至少1.2、至少2.0、3.0、4.0、5.3、6.8或8.5。在本文中作出指示的情况下，这些比例不包括型锻区域。如果没有如此指示，则这些比例包括型锻区域，其将被计入第二平均截面积的确定中。
任选地，催化剂颗粒在反应区中具有第一表观速度而在分离区中具有第二表观速度。在这种情况下，该第一表观速度与第二表观速度之比任选地为至少1.2、至少2.0、3.0、4.0、5.3、6.8或8.5。在本文中作出指示的情况下，型锻区域的表观速度(如果有的话)也不包括在这些比例内。如果没有如此指示，则这些比例包括型锻区域的表观速度，其将被计入第二表观速度的确定中。该第二表观速度任选地小于约1.0m/s、小于0.5、0.25或0.1m/s。如果这样指示的话，这些速度不包括型锻区域中的表观速度。
按照本发明，所述全体催化剂颗粒具有低的细粉末含量。通过在流化床中接触一个或多个挡板，这些催化剂颗粒显示出期望的流化特性。因而，所述流化床反应器优选地包括一个或多个阻隔构件、例如挡板，其为了在密相(流化床)和/或稀相中阻碍夹带催化剂的向上流动而提供。阻隔构件在稀相中起作用以降低夹带催化剂损失。优选地，阻隔构件位于密相中。用于本文时，术语“密相”和“流化床”互为同义词而且可交换使用。
通过将阻隔构件定位于密相中，可以有利地使密相中的气态组分的鼓泡尺寸减小，这对于细粉末含量低的全体催化剂颗粒是特别有益的。还可以将阻隔构件设置在使较大的鼓泡破碎的位置。从而，可以减少腾涌和催化剂夹带。在一种实施方案中，多个颗粒围绕紧密床相中的至少一个阻隔构件以曲折的路经流动。优选地，使催化相剂流动以至于在紧密床内有不大于1.0英寸水柱的压力波动。更优选地，使催化剂流动以至于在紧密床内有不大于0.9英寸水柱的压力波动，以及最优选不大于0.9英寸水柱。
另外地或作为选择地，可以将阻隔构件设置在密相表面上方的一个或多个反应区中和/或分离区中(例如在型锻区域和/或在上部分离区域中)。如果流化床反应器包括彼此纵向设置的多层阻隔构件，则理想地使每一层相对于其相邻的阻隔构件层交错排列。“交错排列”是指一层相对于纵向上相邻的层横向偏移。例如，图2A表明在分离区中具有两层半管状构件的流化床反应器。为了进一步降低夹带催化剂损失，使这些层彼此交错排列。在反应区中显示出第三层半管状的阻隔构件。然而，反应区也可以包括多个层，其优选相对于一个或多个相邻的层交错排列。
按照本发明可以提供各种阻隔构件。在图2A-2E中显示出几种可能的阻隔构件。在优选的实施方案中，阻隔构件包含一个或多个横向延伸的半管状构件201，如图2A所示。该半管状构件201优选包括面向近端的凹面端202和面向远端的凸面端203。该半管状构件201可以由一个或多个如线型半管状构件204所示的线型横向延伸结构形成，其任选地包括其中的一个或多个开口205，以促进气态组分从中穿过的流动。在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个半球状的构件206，其各自也优选包括面向近端的凹面端和面向远端的凸面端。在另一实施方案中，半管状构件形成环200，它也包括面向近端的凹面端和面向远端的凸面端。
在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个横向延伸的反向“v”型结构207，如图2B所示。每一个反向“v”型结构207优选地包括面向远端的顶点209以使近端移动的催化剂转回反应区中。该反向“v”型结构207任选地由两个基本上平坦的表面形成，如“v”型结构210所示。反向“v”型结构任选地在其中包括与图2A中的开口205相似的一个或多个开口(未示出)。该开口促进气态组分从中穿过的流动。在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个锥形构件211或金字塔形的构件(例如，具有三角形、正方形、矩形、五边形或其它几何形状的底部)。任选地，阻隔构件没有横向延伸的底部。在另一实施方案中，反向“v”型结构形成环212，它也包括面向远端的顶点213。
图2C显示本发明的另一实施方案，其中阻隔构件包含一个或多个横向延伸的管状构件214。每一个管状构件214固有地包括圆形表面以使近端移动的催化剂转回反应区中。该管状构件214任选地在其中包括与图2A中的开口205相似的一个或多个开口(未示出)，所述开口促进气态组分从中穿过的流动。在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个球形构件215。在另一实施方案中，阻隔构件包含管状的环216。
在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个横向延伸的平坦表面217，如图2D所示。每一个平坦表面217优选包括面向近端的主要平坦表面和面向远端的主要平坦表面。横向延伸的平坦表面217的形状任选地形成圆形218、三角形、四边形、正方形、矩形219或任意的其它二维几何形状。每一个横向延伸的平坦表面217任选地在其中包括与图2A中的开口205相似的一个或多个开口(未示出)。在另一实施方案中，阻隔构件包含在其中具有开口的平坦的环220。
在另一实施方案中，阻隔构件包含一个或多个筛网构件221，如图2E所示。在该实施方案中，该一个或多个筛网构件221优选地覆盖将所述一个或多个筛网构件221设置于其中的区域或地带的整个截面积。
通过实现一种或多种本发明的特征，除了改进流化特性以外，实现的夹带催化剂损失速率可比常规的流化床反应系统中的低。在一种实施方案中，催化剂损失速率小于0.146、小于0.073或小于0.0365克催化剂损失/千克流化床反应器的气体进料。
IV.催化剂再生工艺如上所述，本发明涉及在流化床反应器中使催化剂颗粒流态化。在优选的实施方案中，所述流化床反应器如上所述包含催化剂再生器。现在将更详细地描述催化剂再生工艺。
在将烃类催化转化成各种产物如将含氧化合物催化转化成轻质烯烃(OTO工艺)的过程中，含碳沉积物积累在用于促进所述转化反应的催化剂上。在一定时候，这些含碳沉积物的累积使催化剂有效发挥作用的能力降低。例如，在OTO工艺中，过分“结焦”的催化剂不能容易地将含氧化合物进料转化成轻质烯烃。此时，该催化剂部分失活。当催化剂不再能够将烃转化成所需产物时，所述催化剂被认为完全失活。本发明的催化剂再生器从至少部分结焦的催化剂组合物上有效地除去至少一部分含碳沉积物，以形成相对该至少部分结焦的催化剂组合物具有提高的催化活性的再生催化剂组合物。
在再生系统中，从烃转化设备(HCA)、例如反应器或反应单元中取出催化剂，并将其导入到催化剂再生器中。优选地，该HCA包含OTO反应器，以及最优选地包含甲醇至烯烃(MTO)反应器。使催化剂在催化剂再生器中部分地再生，如果没有完全地再生的话。再生是指从催化剂上至少部分地除去含碳沉积物。理想地，从HCA中取出的催化剂至少部分地结焦，并且因而至少部分失活。HCA中剩下部分的催化剂不经过再生而再循环。然后，使再生催化剂经过或不经过冷却后返回HCA。
理想地，以含氧化合物至所述HCA的总进料速率(含氧化合物重量/小时)的约0.05倍-约1倍、更理想地以约0.1倍-约0.5倍、最理想地以约0.1倍-约0.3倍的速率(催化剂重量/小时)，从HCA中取出一部分包含分子筛和任何其它材料如基质材料、粘合剂、填料等的催化剂，以便进行再生并再循环返回HCA。这些速率与配制的分子筛催化剂组合物有关，包括非反应性固体在内。
理想地，在包含分子氧或其它氧化剂的通常是气体的再生介质存在下，在催化剂再生器中进行所述催化剂再生。其它氧化剂的实例包括但是不必限于单态O2、O3、SO3、N2O、NO、NO2、N2O5及其混合物。空气以及用氮气或CO2稀释的空气是特别理想的再生介质。可以使空气中氧气的浓度降低至受控的水平，以使催化剂再生器的过热或在其中产生热点减少到最低限度。还可以使催化剂用氢气、氢气和一氧化碳的混合物或其它合适的还原气体还原性再生。
可以使催化剂以许多种方法再生，诸如间歇、连续、半连续的方法或它们的组合。连续的催化剂再生是所期望的方法。理想地，使催化剂再生至剩下的焦炭含量基于再生催化剂组合物的总重量为约0.01wt％-约15wt％、更优选约0.01-约5wt％。
催化剂再生温度应当为约250℃-约750℃以及任选地为约500℃-约700℃。优选地在再生区中结焦催化剂与再生介质的接触在至少约538℃、至少649℃或至少710℃的温度下进行。由于再生反应优选在比OTO转化反应明显更高的温度、例如高出约93℃-约150℃的温度下进行，因此将再生催化剂送回HCA之前使至少一部分的再生催化剂冷却至更低的温度是合乎需要的。将再生催化剂从催化剂再生器中取出之后，任选地将优选位于催化剂再生器外的一个或多个催化剂冷却器用于从该再生催化剂中除去热量。当冷却再生催化剂时，任选地将它冷却至比从HCA取出的催化剂温度高约70℃至低约80℃的温度。然后将该冷却的催化剂返回到HCA的某部分、催化剂再生器或它们两者中。使来自催化剂再生器的再生催化剂返回到HCA时，它可以返回到HCA的任意部分。例如，可以使催化剂返回到等待与进料接触的催化剂保留区、与进料的产物接触的分离区、或它们两者的组合。
理想地，在约5psig(34.5kPag)-约50psig(345kPag)、优选约15psig(103kPag)-约40psig(276kPag)、以及最优选约20psig(138kPag)-约30psig(207kPag)的压力下，在催化剂再生器中进行再生。该精确的再生压力受HCA中的压力控制。为降低设备尺寸和催化剂存量一般优选较高的压力，然而，较高的压力增加鼓风机功率和成本。
所期望地，在使至少部分失活的催化剂在汽提器或汽提室中汽提除去大部分可容易地除去的有机材料(有机物)、例如空隙间的烃后，进行催化剂再生。经由在高温下使汽提介质如汽提气体通过该用过的催化剂来实现汽提。适合汽提的气体包括蒸汽(steam)、氮气、氦气、氩气、甲烷、CO2、CO、氢气及其混合物。优选的气体是蒸汽。基于气体体积与催化剂和焦炭体积比的汽提气体的气时空速(GHSV)为约0.1hr-1约20，000hr-1。可接受的汽提温度为约250℃-约750℃、以及理想地约400℃-约600℃。可接受的汽提压力为约5psig(34.5kPag)-约50psig(344kPag)、更优选约10psig(69.0kPag)-约30psig(207kPag)、以及最优选约20psig(138kPag)-约25psig(172kPag)。该汽提压力很大程度上取决于HCA和催化剂再生器中的压力。
所述催化剂再生器优选包括再生区和分离区。在所述再生区中，优选作为湍流紧密床或密相的至少部分结焦的催化剂，在有效使该至少部分结焦的催化剂至少部分地再生的条件例如温度和压力下，接触再生介质。特别地，该条件优选有效使所述至少部分结焦的催化剂和再生介质转化成再生催化剂和该再生工艺的气态副产物。所述再生催化剂可以是完全或部分再生的。该气态副产物任选地与夹带的催化剂和/或未反应的再生介质一起离开密相并形成稀相，该稀相从密相表面延伸至分离区的顶部。分离区适合于分离稀相中的夹带的催化剂与气态组分，并使该夹带的催化剂返回到再生区。
所述密相的密度将取决于固体颗粒密度和表观气体速度。优选地，密相的密度将是约10lb/ft3(160.2kg/m3)-约50lb/ft3(800.9kg/m3)，优选约15lb/ft3(240.3kg/m3)-约35lb/ft3(560.6kg/m3)以及最优选约20lb/ft3(320.4kg/m3)-约30lb/ft3(480.6kg/m3)。密相中的表观速度任选地不大于5ft/sec(1.5m/s)、不大于4ft/sec(1.22m/s)、不大于2ft/sec(0.61m/s)、不大于1ft/sec(0.30m/s)或不大于0.5ft/sec(0.15m/s)。远高于4ft/sec(1.22m/s)的速度会造成从湍流紧密床至循环快速流动床的转变。就范围下限而言，密相的表观速度任选地是至少0.1ft/sec(0.03m/s)、至少0.25ft/sec(0.08m/s)、至少0.5ft/sec(0.15m/s)或至少0.75ft/sec(0.23m/s)。然而，优选地，密相中的表观速度为1.5ft/sec(0.46m/s)-4.5ft/sec(1.37m/s)、2.0ft/sec(0.61m/s)-4.0ft/sec(1.22m/s)或2.5ft/sec(0.76m/s)-3.5ft/sec(1.07m/s)。
再生区包括用于从烃转化设备(HCA)、通常是反应器或反应单元中接收至少部分结焦的催化剂的一个或多个催化剂入口。在一种实施方案中，将至少部分结焦的催化剂在催化剂供应管道例如管状部件中从HCA或中间容器例如催化剂汽提器传送至再生器。在催化剂供应管道中，催化剂优选在有效使管道中所含的催化剂流态化的条件下与流化剂接触。示例性的流化剂的非限制性列举包括蒸汽、天然气、氮气、氩气、二氧化碳或类似的惰性气体。催化剂供应管道从HCA或从中间装置如催化剂汽提器接收至少部分结焦的催化剂并将其引导至催化剂再生器。因而，该催化剂供应管道包括与HCA或中间装置流动联通的第一末端以及与再生区流动联通的第二末端。
催化剂供应管道优选伸入催化剂再生器的再生区中并将至少部分结焦的催化剂释放至再生区中以便除去含碳沉积物。该催化剂供应管道任选地包括用于在再生区中均匀分配该至少部分结焦的催化剂颗粒的多个第二末端。在一种优选的实施方案中，该第二末端延伸至再生区中，优选相对于催化剂再生器纵向延伸，并通过如下所述的横向延伸的分配器栅格。在该实施方案中，第二末端在该分配器栅格上方的位置处将该至少部分结焦的催化剂组合物释放至再生区中。大部分的再生过程优选在再生区的密相中进行。密相任选地基于再生区的总体积占该再生区的约2-约45体积％，优选约20-约35％。以重量计，密相优选占所述再生区中的催化剂的约45-约98％，任选地约85-约95％。
用于本文时，“纵向”是指在垂直于基准面(grade)的方向上延伸，例如垂直的，“横向”是指在平行于基准面的方向上延伸，例如水平的。物体的“近”端是该物体最靠近基准面的部分。物体的“远”端是该物体最远离基准面的部分。因而，“面向近端”是指纵向上朝着该近端。
再生区还优选包括用于接收再生介质的一个或多个再生介质入口，该再生介质优选是空气、分子氧或其混合物。一个或多个再生介质管道将再生介质从再生介质来源、例如再生介质存储于其中的加压再生介质保留容器传送至一个或多个再生介质入口。在一种实施方案中，一个或多个喷嘴将再生介质引入再生区中。优选地，将再生介质以约50-约500标准立方英尺(scf)/lb燃烧的焦炭(约3.1-约31.2标准立方米(scm)/kg燃烧的焦炭)、更优选约150-约400scf/lb燃烧的焦炭(约9.4-约25.0scm/kg燃烧的焦炭)以及最优选约200-约350scf/lb燃烧的焦炭(约12.5-约21.9scm/kg燃烧的焦炭)的速率引入催化剂再生器中。
如果进入催化剂再生器的再生介质的表观速度高的话，大多数再生介质以及由再生工艺形成的气态副产物会合并而且以鼓泡形式流经密相。这些鼓泡在悬浮的固相中上升并在密相的表面破碎。鼓泡的破碎作用使大量的颗粒固体进入稀相中。粗大的颗粒倾向于容易落回到紧密床中。因而，稀相的固体密度在密相表面上方马上就随着高度降低，如图3所示，它是描绘作为密相表面上方高度的函数的催化剂夹带的图。然而，在一定高度处，高度的进一步增加对稀相的固体密度具有微不足道的影响。不管高度的进一步增加，固体夹带保持基本上恒定的稀相中的点在本文中称作输送脱离高度(TDH)。在该TDH以上增加再生器高度的减小效果也示于图3中，其中不管TDH以上高度增加如何，催化剂夹带的降低接近最小的夹带值(如图所示，对于底部直径为约0.41lb/ft3以及对于1.5x底部直径为0.125lb/ft3)。
按照本发明的一个方面，密相表面与分离单元入口(例如旋风分离器的入口)之间的距离大于TDH。然而，增加分离区的直径通过使表观速度降低至一些夹带催化剂的落速以下的点而进一步减少催化剂夹带。
在另一实施方案中，使再生介质在引入再生区之前释放到分配区中。该分配区是使再生介质在引入再生区之前最初释放于其中的区域，其优选定位于再生区下方。具有一个或多个开口(优选多个开口)的隔板，它在本文中也被称为分配器格栅，将分配区与再生区分开。在该实施方案中，所述一个或多个开口充当使再生介质均匀分配至再生区中的一个或多个再生介质入口。该分配器格栅任选地包括两个相对的主要平坦表面，以及开口在该两个相对的主要平坦表面之间提供。在一种实施方案中，分配器格栅包括所属领域技术人员已知的管状格栅分配器。当由于从一个或多个再生介质入口流入新的再生介质而在分配区内再生介质的压力增大时，再生介质通过分配器格栅中的开口并进入再生区中。在该实施方案中，再生介质向分配区的进料速率应当足够高以防止催化剂回流至分配区中。分配区和分配器格栅提供将再生介质分配至再生区中的能力以及从而提供在催化剂再生器中均匀的催化剂再生特性。分配区和分配器格栅提供的另外的优点在于，在再生区以及在分离区中提供如下所述的低表观速度。
优选地，任选地与未反应的再生介质一起的来自再生工艺的气态副产物(共同作为气态组分)从再生区流到分离区以便从催化剂再生器中除去。由于它们的重量轻、体积小以及相应地表面积与重量之比高，一些催化剂颗粒，特别是催化剂细粉末可能被这些气态组分夹带而且非所需地进入分离区。在分离区中，第一数量的夹带催化剂颗粒理想地落回到再生区中并且最终重新回到HCA。分离区还任选地包含一个或多个分离装置，如旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板或锥体，它们促进在分离区中夹带催化剂与气态组分的分离。分离区任选地包括用于从一个或多个分离装置中收集气态组分的增压壳体(plenum shell)和增压容积。该增压壳体与排气口流动联通，气态组分优选从分离区通过该分离区中的排气口作为排气物流释放。按照本发明的一个方面，使得随着气态组分通过排气口离开分离区的夹带催化剂的量最小化。
图1提供了按照本发明一种实施方案的优选的流化床反应器的部分纵向截面图。如图所示，该流化床反应器是催化剂再生器，一般标记为100，然而在催化剂再生器100中公开的特征也可以用于非再生器的流化床反应器中。
所述催化剂再生器包括催化剂进料管道109、催化剂回路110、一个或多个再生介质入口111、一个或多个再生介质进料管道124、排气口112和壳体101。当然，所示的催化剂再生器纯粹是示例性的，再生介质进料管道124、催化剂进料管道109、催化剂回路110或该催化剂再生器的其它组件的布置可以根据设计优选方案宽范围地变化。壳体101包括内表面102和外表面103，而且限定出再生区104，其中至少部分结焦的催化剂在有效使该结焦的催化剂至少部分地再生的条件下接触再生介质。壳体101还限定出分离区105，在其中使气态组分与夹带的催化剂分离。壳体101另外限定出再生器顶端隔板116和再生器底端隔板117。再生器优选是“冷壁”容器，意思是存在使壳体101绝热的难熔材料的内部绝缘衬里(未示出)。因此，由能够经受住有效催化剂再生所必需的极端温度的材料形成壳体101并非必要。然而，分离装置123、分配器格栅118和阻隔构件134应当由能够经受住催化剂再生所必需的高温的合金钢、例如304H SS形成。
再生区104包括第一下端113和第一上端114。再生区104的第一上端114相对于第一下端113定位于远端而且与分离区105相邻。如图所示，再生区104的第一下端113由分配器格栅118面向远端的表面限定。在没有该任选的分配器格栅118的实施方案中，再生区104的第一下端113任选地与再生器底端隔板117的内表面相邻。也就是说，再生器底端隔板117的内表面任选地限定该再生区104的第一下端113。优选地，再生区104作为中空的圆柱体、例如管状部件形成，在其整个纵向长度上限定出恒定的或基本上恒定的截面中空面积，尽管再生区104的截面可以形成任意的各种形状，如圆形、椭圆形、正方形、六边形等。然而，通过提供在其整个纵向长度上具有恒定截面积的再生区104，可以实现理想一致的催化剂再生性能，如表观速度。
本发明的催化剂再生器还优选包括在密相表面133以上或以下设置的阻隔构件134。在未示出的优选实施方案中，阻隔构件设置在密相表面133以下。通过在密相115内设置阻隔构件，细粉末贫化的全体催化剂颗粒可以显示出期望的流化特性。提供阻隔构件134以使夹带催化剂的向上惯性运动突然停止并使密相115中形成的“鼓泡”破碎。通过改进细粉末贫化的全体催化剂颗粒的流化特性，该阻隔构件134还有利于催化剂颗粒转移到竖管内，如催化剂回路110，以及最终回到HCA(未示出)。
阻隔构件134任选地由板、盘、格栅、锥形构件、筛网或“环形”构件形成，例如由具有相对的主要平坦表面和在该相对的主要平坦表面之间延伸的一个或多个开口的构件(优选圆盘形构件)形成，或者由能够通过阻碍接触降低夹带催化剂的速度以及因而降低其惯性的任意其它装置形成。示例性的阻隔构件示于图2A-E中，这在以上详细描述过。阻隔构件134还将燃烧产物以及未反应的再生介质(如果有的话)引向分离区105并最终引向排气口112。阻隔构件134优选具有与邻近该阻隔构件134所在位置处的催化剂再生器100的截面轮廓相似的截面轮廓。例如，如果阻隔构件134所在位置处的催化剂再生器的截面是圆形，则该阻隔构件也优选具有圆形的外部形状，其可以有或者可以没有成角度的表面以引导催化剂颗粒回到再生区104。特别优选锥形的阻隔构件，优选如图2B所示那样没有底部，其中该锥形阻隔构件的顶点与其远端相邻，以便将夹带的催化剂颗粒从分离区105引导回再生区104。优选提供为了清楚起见没有显示的一个或多个臂，以使阻隔构件134连在壳体101的内表面102上，由此支撑该阻隔构件134。锥形构件或其它与平行于基准面的平面成角度的阻隔构件的角度优选大于休止角，其在本文中定义为规定数目的颗粒在将该颗粒倾倒在表面上时与水平表面所成的固有角度。优选地锥形构件的角度大于约30°，更优选大于约45°以及最优选大于约60°。
在一种实施方案中，提供多个阻隔构件134以产生迷宫，由此夹带的催化剂接触多个表面以进一步减小其惯性运动。该迷宫也提供将催化剂再生器100中的气态组分最终引导至一个或多个分离装置123和排气管道112的路径。迷宫阻隔构件的几种非限制性实施方案在图2A-2E中显示。为了防止在迷宫的一个或多个区域中停滞的催化剂堆积，任选地形成该迷宫的一个或多个阻隔构件，其具有用于将催化剂引导回到再生区104的向下倾斜(或圆形边缘)，如图2A-2C所示。该任选的向下倾斜优选与平行于基准面的平面成角度，该角度大于固体固有的休止角。优选地该向下倾斜的角度大于约30°，更优选大于约45°以及最优选大于约60°。
除非另作说明，分离区105包括型锻区域106和上部分离区域120。然而，在本说明书和所附权利要求的部分中，当如此指明时，术语“分离区”不包括型锻区域106在内而是指分离区域120。
型锻区域106包括狭窄端107和宽阔端108以及从狭窄端107到宽阔端108横截面积增大。狭窄端107位于该型锻区域106的近端，而宽阔端108位于该型锻区域106的远端附近。在图1中，型锻区域106处于虚线125和虚线126之间，该虚线只是为了说明而提供。虚线125将型锻区域106和再生区104分开，虚线126将型锻区域106与上部分离区域120分开。狭窄端107与再生区104的第一上端114相邻并与其流动联通，宽阔端10g与分离区105的上部分离区域120相邻并与其流动联通。型锻区域106截面积的增大是为了在催化剂从型锻区域106的狭窄端107通到宽阔端108时降低夹带催化剂的表观速度而提供。
上部分离区域120优选由中空的圆柱体、例如管状部件形成，其具有一致的或基本上一致的横截面积，从而为其中所含的夹带催化剂提供一致的表观速度特征。该上部分离区域120包括第一端121和第二端122。上部分离区域120的第一端121与型锻区域106的宽阔端108相邻并与其流动联通；上部分离区域120的第二端122优选与再生器顶端隔板116在侧面相邻。如果催化剂再生器100如图1所示和以下更详细叙述的那样包括增压壳体127和增压容积128，则上部分离区域120的第二端122优选与增压壳体127面向近端的外表面在侧面上相邻。
从催化剂再生器100释放再生燃烧产物和可能未反应的再生介质的排气口112与一个或多个分离装置123的顶端敞开地相连。气体管道129与增压壳体127敞开地相连。在增压壳体127与壳体101限定出的再生器顶端隔板116相连时，在增压壳体127的界线内形成增压容积128。提供增压壳体127和增压容积128以收集离开气体管道129的再生燃烧产物和可能未反应的再生介质，并将该物质引导至排气口112，其在增压容积128附近与上部分离区域120敞开地相连。排气口112将再生燃烧产物和可能未反应的再生介质传送离开催化剂再生器100。上述增压设计在采用多个分离装置123的实施方案中特别有用，例如象图1所示那样，其中两套旋风式分离器经由增压容积128与单一的排气口112相连。气体管道129任选地全都与增压壳体127敞开地相连，以及提供单一的次要产物离开管道、例如排气口112以从催化剂再生器100中带走燃烧产物和可能未反应的再生介质。增压壳体127在本发明的催化剂再生器100中是任选的，因为一些分离装置如某些旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板或锥体充分地起到了直接除去气态产物的作用。
再生区104的第一下端113和第一上端114之间的纵向距离限定再生区104的第一主要长度α。在语义上，分离区105作为整体(包括型锻区域106和上部分离区域120)在本文中包括第二下端和第二上端。除非在本文中另作说明，第二下端是型锻区域106的狭窄端107，第二上端是上部分离区域120的第二末端122。分离区105的第二下端和第二上端之间的纵向距离限定分离区105的第二主要长度β。也就是说，第二主要长度β从型锻角θ的顶点130纵向测量至增压壳体127的面向近端的外表面。如果催化剂再生器100不包括增压壳体，则第二主要长度β从型锻角的顶点130测量至再生器顶端隔板116面向近端的内表面。在本发明的一种实施方案中，第二主要长度β与第一主要长度α之比大于1.0，任选地大于1.25、1.5、2.0、3.0、4.0或5.0。
在优选的实施方案中，分离区105、优选其上部分离区域120包括一个或多个分离装置123，其用于在分离区105中分离夹带的催化剂与气态组分。该分离装置123任选地是旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板、锥体或者会在分离区105中分离夹带的催化剂与气态组分的任意其它装置。图1所示的分离装置123是旋风式分离器，其各自具有从分离区105接收气态组分和夹带催化剂的分离单元入口137，以及相对于分离单元入口137向近端引导经过分离的催化剂颗粒的催化剂返回浸入管136。
旋风式分离器的设计和操作是所属领域技术人员已知的。例如参见US专利5,518,695，其全部在此引入供参考。在旋风式分离器的操作中，蒸气反应产物以及未反应的再生介质(如果有的话)向旋风式分离器上行进并经由气体管道129离开顶部，而催化剂向旋风式分离器下行进通过催化剂返回浸入管136，离开进入上部分离区域120、型锻区域106和/或再生区104(在密相表面133以上或以下)中的一个或多个。
如图所示，催化剂返回浸入管136延伸并开口在上部分离区域120中，例如与其流动联通。然而，在未示出的另外的实施方案中，催化剂返回浸入管136开口在型锻区域106和/或再生区104的一个或多个中。任选地，一个或多个催化剂返回浸入管136开口在密相115中或者在密相115上方的再生区104的区域中。在这种未示出的实施方案中，一个或多个催化剂返回浸入管136任选地延伸通过阻隔板134。在另一实施方案中，催化剂返回浸入管136延伸通过壳体101并充当催化剂回路110。也就是说，一个或多个分离装置123任选地与HCA(或与一个或多个中间容器、例如催化剂冷却器)直接紧密连结流动联通。在未经图示的其它实施方案中，将分离装置设置在分离区105之外、在限定该分离区105的壳体101外部，或者是在分离区外部和内部设置的组合。
按照本发明，在顶点130处垂直于外表面103的平面中形成本文中称作“型锻角”的角θ。该型锻角是型锻区域106的外表面103与假想平面之间的角度，该假想平面平行于基准面，其一部分如虚线139显示。当然，为了催化剂再生器100具有型锻区域106，型锻角必须小于90°。优选地，型锻角θ大于固体固有的休止角以便防止停滞的催化剂颗粒在型锻区域106的内表面102上的堆积。优选地该型锻角大于约30°，更优选大于约45°以及最优选大于约60°。通过提供具有所述型锻角的催化剂再生器100，可以得到期望的再生区104和上部分离区域120之间表观速度的降低。该表观速度降低容许夹带催化剂回收增加以及运行费用的相应减少。
然而，按照本发明也可以提供提供较小的型锻角。在型锻角小的实施方案中，停滞的催化剂颗粒沿着限定型锻区域106的内表面102的堆积可以通过在型锻区域106中提供一个或多个流化喷嘴(未示出)来控制和减少。流化喷嘴在内表面102上将流化剂注入型锻区域106以促进催化剂颗粒从该型锻区域106回到再生区104的流动。因而，型锻角任选地小于30°、小于20°或小于10°。通过提供小的型锻角，可以减小型锻区域102的纵向长度，由此提供与建造按照本发明的催化剂再生器相关的生产成本的相应减少。
在优选的实施方案中，催化剂再生器100包括分配区119，其理想地位于再生区104以下。在将再生介质引入再生区104之前，通过一个或多个再生介质进料管道124将它引入分配区119中。分配器格栅118将分配区119与再生区104分开。该分配器格栅118包括一个或多个再生介质入口111(如图所示，有多个再生介质入口111)，通过该入口使再生介质从分配区119释放至再生区104中。包括分配器格栅的催化剂再生器实施方案提供理想均匀的再生介质分配特性。分配区119和分配器格栅118提供的另外的优点在于，在再生区104以及在分离区105中提供低的表观速度。
催化剂进料管道109优选与再生区104流动联通并将至少部分结焦的催化剂优选以流化方式通过催化剂入口131引导至再生区104中。该催化剂进料管道109任选地与HCA、汽提单元和/或催化剂冷却器中的一个或多个流动联通，它们都没有在图1中显示。如图1所示，催化剂进料管道109延伸通过再生器底端隔板117、分配区119和分配器格栅118。因而，该催化剂进料管道109优选将至少部分结焦的催化剂直接释放至再生区104中以形成密相115。任选地，由于其中传送的至少部分结焦的催化剂在高温和压力条件下接触流化剂(通常是空气)，一些催化剂再生在催化剂进料管道109内进行。
运行中，在有效使至少部分结焦的催化剂至少部分地再生的条件下，密相115中的至少部分结焦的催化剂接触经由再生介质入口111接收的再生介质。如果再生单元100不包括分配区119，则催化剂进料管道109穿过再生器底端隔板117并将至少部分结焦的催化剂直接释放至再生区104中以形成密相115，而不通过分配器格栅118。
另外提供与再生区104流动联通的催化剂回路110。该催化剂回路110引导至少部分再生的催化剂离开催化剂再生器100的再生区104并最终回到HCA。如图所示，催化剂回路110包括用于从密相115接收该至少部分再生的催化剂的催化剂出口132。理想地，催化剂回路110与未示出的一系列管道流动联通，该管道使至少部分再生的催化剂任选地在它经过催化剂冷却器后引回到烃转化设备。如图1所示，催化剂回路110延伸通过再生器底端隔板117、分配区119和分配器格栅118，以及优选延伸至密相115中，但是在密相表面133以下。然而，在没有示出的另外的实施方案中，催化剂回路110延伸通过密相表面133，而且任选地延伸至一个或多个下列区域中密相表面133以上的再生区104的区域；型锻区域106；和/或上部分离区域120。因而，催化剂出口132任选地开口在密相115、密相表面133以上的再生区104的区域、型锻区域106和/或上部分离区域120中并从中接收催化剂。
催化剂回路110的远端任选地包括槽纹部件135，其具有窄的近端和宽的远端。窄的近端连在形成催化剂回路110的管状管道上。宽的一端形成催化剂出口132。槽纹部件135提供具有接收容量增大的催化剂出口132，从而促进催化剂从催化剂再生器100中除去。宽的远端任选地包括一个或多个凹槽138，其通过增加催化剂出口132的接收面积而进一步提高催化剂回路110的接收容量。
催化剂再生器100的几何形状可以宽范围地改变。在图1的实施方案中，该几何形状由形成再生区104的第一圆柱形构件、形成型锻区域106的部分圆锥形区段、以及形成上部分离区域120的第二圆柱形构件(其直径和截面积大于第一圆柱形构件)构成。任选地，再生区104、型锻区域106和/或上部分离区域120中的一个或多个的几何形状由单个的直立截头圆锥体构成。其它适合的几何形状包括但是不限于三角棱柱和截头棱锥，长方形和正方形楔形物和截头棱锥，五边形、六边形、七边形和八边形普通的和直立的角体及其截头体。另一些非限制性的实例包括各种多面体，诸如四面体、八面体、十二面体或二十面体，以及圆锥球体和球状扇形体(spherical sector)，以及以其圆形、椭圆形或抛物线形存在的环面体和筒形体，以及它们的截头体(普通的和直立的)。限定再生区104、型锻区域106和/或上部分离区域120中的一个或多个的这些几何形状的任意的多种情况，都在本发明所述装置的范围内。
催化剂再生器100及其各部分的尺寸取决于诸如表观气体速度、固体流体动力、压力和催化剂再生工艺的再生能力等参数。在本发明中，再生区104理想地具有约6ft(1.8m)-约30ft(9.1m)、优选约10ft(3.0m)-约20ft(6.1m)的高度。上部分离区域120理想地具有约20ft(6.1m)-约50ft(15.2m)、优选约25ft(7.6m)-约45ft(13.7m)以及最优选约30ft(9.1m)-约35ft(10.7m)的高度。因而，分离区120和再生区104的总计高度将是约26-80ft(7.9-24.2m)，更优选35-70ft(10.7-21.3m)以及最优选约42-约55ft(12.8-16.8m)。型锻区域106的高度取决于分离区120和再生区104之间的直径差异以及取决于所期望的型锻角。当然，根据在其中进行再生的结焦催化剂的量，在催化剂再生器100的这些不同区域中可以提供更大或更小的高度和直径。
本发明的一个方面可以由进入催化剂再生器的催化剂流量与再生区和/或分离区的长度的比例来表示。在一种实施方案中，基于再生和分离区的总长度，该比例大于0.3lb/sec/ft(0.45kg/sec/m)，任选地大于1.0lb/sec/ft(1.5kg/sec/m)和任选地大于6.0lb/sec/ft(9.0kg/sec/m)。
在一种特别优选的实施方案中，分离区105的高度与再生区104的高度的比例大于1，优选大于1.25、1.5、2.0、3.0、4.0或5.0。
在本发明的一种实施方案中，分离区105的平均截面积与再生区104的平均截面积的比例为约1-约8.0，优选约1.5-约3.0以及最优选约2.0-约2.5。就范围下限而言，再生区104具有第一平均截面积，分离区105具有第二平均截面积，该第二平均截面积与第一平均截面积的比例任选地为至少约1.2，至少2.0、3.0、4.0、5.3、6.8或8.5。
图4A显示本发明另一实施方案的流化床反应器的部分纵向截面图。如图所示，该流化床反应器是催化剂再生器，一般标记为400，然而在催化剂再生器400中公开的特征也可以用于非再生器的流化床反应器中。图4A的再生器400包含多层的跨越流化床415直径一小部分的阻隔构件450。因而，每个阻隔构件450形成“缺口”，或者在挡板平面内与挡板相对的完全敞开的区域。
所述催化剂再生器包括催化剂进料管道409、催化剂回路410、一个或多个再生介质入口411、一个或多个再生介质进料管道424、排气口412和壳体401。当然，所示的催化剂再生器纯粹是示例性的，再生介质进料管道424、催化剂进料管道409、催化剂回路410或该催化剂再生器的其它构件的布置可以根据设计优选方案宽范围地变化。壳体401包括内表面和外表面，而且限定出密相415的侧壁，在其中至少部分结焦的催化剂在有效使该结焦的催化剂至少部分地再生的条件下接触再生介质。壳体401还限定出分离区405，在其中使气态组分与夹带的催化剂分离。壳体401另外限定出再生器顶端隔板416和再生器底端隔板417。再生器优选是“冷壁”容器，意思是存在使壳体401绝热的耐火材料的内部绝缘衬里(未示出)。因此，由能够经受住有效催化剂再生所必需的极端温度的材料形成壳体401并非必要。然而，分离装置423、分配器格栅418和阻隔构件450应当由能够经受住催化剂再生所必需的高温的合金钢、例如304H SS形成。在另一实施方案中，一个或多个阻隔构件450有耐火材料衬里以防止它们烧蚀。
密相415的下端以分配器格栅418面向远端的表面作为边界。在没有该任选的分配器格栅418(例如提供喷射器)的实施方案中，密相415的下端任选地与再生器底端隔板417的内表面相邻。也就是说，再生器底端隔板417的内表面任选地限定密相415的下端。如图所示，密相415作为中空的圆柱体、例如管状构件形成，在其整个纵向长度上限定出恒定的或基本上恒定的截面中空面积，尽管密相415的截面可以形成任意的各种形状，如圆形、椭圆形、正方形、六边形等。然而，通过提供在其整个纵向长度上具有恒定截面积的密相415，可以实现理想一致的催化剂再生性能，如表观速度。
本发明的催化剂再生器还优选包括在密相表面433以上或以下设置的多个阻隔构件450。如图所示，阻隔构件450设置在密相表面433以下。通过在密相415内设置阻隔构件450，细粉末贫化的全体催化剂颗粒能够显示出期望的流化特性。提供阻隔构件450以使夹带催化剂的向上惯性运动突然停止和分裂，并使密相415中形成的“鼓泡”破碎。通过改进细粉末贫化的全体催化剂颗粒的流化特性，该阻隔构件450还有利于催化剂颗粒转移到竖管内，如催化剂回路410，以及最终回到HCA(未示出)。纵向相邻的阻隔构件之间的距离可以根据许多因素宽范围地变化。任选地，纵向相邻的阻隔构件之间的距离大于约0.5m、大于约1m、大于约2m或大于约5m。就范围上限而言，纵向相邻的阻隔构件之间的距离任选地小于约10m、小于约7m、小于约5m或小于约3m。
在图4A所示的实施方案中，显示出3个阻隔构件450，每一个由板或盘形成，其覆盖密相415横截面积的一部分。每一个阻隔构件450具有所示的相对主要平坦表面，包括在该相对主要平坦表面之间延伸的多个开口。阻隔构件450还将燃烧产物以及未反应的再生介质(如果有的话)引向分离区405而且最终到达排气口412。在所示的实施方案中，每个阻隔构件450由具有以大约几英寸的开口分隔的多个相交水平片的“地铁格栅”型阻隔构件形成，从而在细粉末含量低时使形成的较大气体鼓泡破碎。图4B显示沿线4B-4B的阻隔构件450的详细侧视图。如图所示，每一个阻隔构件450由基本上平坦的表面形成，其中具有开口以使催化剂颗粒和/或气体从此通过同时破碎密相415中的鼓泡形成。给定阻隔构件450的整个横向延伸平面内的总计敞开面积，包括敞开面积452在内，任选地大于截面面积的约50％、优选大于约70％以及最优选大于约90％。
优选地，再生器400包括多层(所示为3层)跨越密相415直径一小部分的内在阻隔构件450，因此每个阻隔构件450形成“缺口”或敞开面积452。在阻隔构件450的平面中完全敞开的面积452优选小于密相415的整个截面积的75％、优选小于50％以及最优选为约10-约25％。优选地，如图所示由相邻的阻隔构件450限定的相邻的敞开面积452彼此相对交错排列。“交错排列”是指相邻的敞开面积452没有完全相互重叠，然而考虑是指该相邻的敞开面积452可以在某种程度上相互重叠。
虽然作为圆柱体形式显示，但是再生器400任选地具有如上所述的型锻区域。
分离区405优选由中空圆柱体、例如管状构件形成，其具有一致的或基本上一致的横截面积，从而为其中所含的夹带催化剂提供一致的表观速度特征。任选地，如图4A所示，催化剂再生器400包括增压壳体427和增压容积428。
从催化剂再生器400释放再生燃烧产物和可能未反应的再生介质的排气口412与一个或多个分离装置423的顶端敞开地相连。在增压壳体427的界线内形成增压容积428，该增压壳体与再生器顶端隔板416相连。提供增压壳体427和增压容积428以收集离开分离装置423的再生燃烧产物和可能未反应的再生介质，并将该物质引导至排气口412，其在增压容积428附近与分离区405敞开地相连。排气口412将再生燃烧产物和可能未反应的再生介质传送离开催化剂再生器400。上述增压设计在采用多个分离装置423的实施方案中特别有用，例如象图4A所示那样，其中两套旋风式分离器经由增压容积428与单一的排气口412相连。增压壳体427在本发明的催化剂再生器400中是任选的，因为一些分离装置如某些旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板或锥体充分起到了直接除去气态产物的作用。
在优选的实施方案中，分离区405(优选其上部区域)包括一个或多个分离装置423，其用于在分离区405中分离夹带的催化剂与气态组分。该分离装置423任选地是旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板、锥体或者会在分离区405中分离夹带的催化剂与气态组分的任意其它装置。图4A所示的分离装置423是旋风式分离器，其各自具有从分离区405接收气态组分和夹带催化剂的分离单元入口437，以及相对于分离单元入口437向近端引导经过分离的催化剂颗粒的催化剂返回浸入管436。
在优选的实施方案中，催化剂再生器400包括分配区419，其理想地位于再生区密相415以下。在将再生介质引入密相415之前，通过一个或多个再生介质进料管道424将它引入分配区419中。分配器格栅418将分配区419与密相415分开。该分配器格栅418优选由格栅或筛网形成，其包括一个或多个再生介质入口411(如图所示，有多个再生介质入口411)，通过该入口使再生介质从分配区419释放至密相415中。包括分配器格栅的催化剂再生器实施方案提供了理想均匀的再生介质分配特性。分配区419和分配器格栅418提供的另外优点在于，在再生区404以及在密相415中提供低的表观速度。
催化剂进料管道409优选与密相415流动联通并将至少部分结焦的催化剂优选以流化方式引导至再生区中。该催化剂进料管道409任选地与HCA、汽提单元和/或催化剂冷却器中的一个或多个流动联通，它们都没有在图4A中显示。如图4A所示，催化剂进料管道409延伸通过再生器底端隔板417、分配区419和分配器格栅418。作为选择地，催化剂进料管道409可以从容器侧面进入到密相415以上或其中。因而，该催化剂进料管道409优选将至少部分结焦的催化剂直接释放至再生区中以形成密相415。任选地，由于其中传送的至少部分结焦的催化剂在高温和压力条件下接触流化剂(通常是空气)，一些催化剂再生在催化剂进料管道409内进行。在没有示出的另一实施方案中，催化剂进料管道409在壳体401的侧面上开口，以至于将至少部分结焦的催化剂引入密相415的较高区域中。
运行中，在有效使至少部分结焦的催化剂至少部分地再生的条件下，密相415中的至少部分结焦的催化剂接触经由再生介质入口411接收的再生介质。如果再生单元400不包括分配区419，则催化剂进料管道409穿过再生器底端隔板417并将至少部分结焦的催化剂直接释放至再生区中以形成密相415，而不通过分配器格栅418。
另外提供与再生区流动联通的催化剂回路410。该催化剂回路410引导至少部分再生的催化剂离开催化剂再生器400的再生区并最终回到HCA。如图所示，催化剂回路410包括用于从密相415接收该至少部分再生的催化剂的催化剂出口。理想地，催化剂回路410与未示出的一系列管道流动联通，该管道使至少部分再生的催化剂任选地在它经过催化剂冷却器后引回到烃转化设备。如图4A所示，催化剂回路410延伸通过再生器底端隔板417、分配区419和分配器格栅118，以及优选延伸至密相415中，在密相表面433以下。然而，在没有示出的另外的实施方案中，催化剂回路410延伸通过密相表面433，而且任选地延伸至分离区405。因而，催化剂出口任选地开口在密相415或分离区405中并从中接收催化剂。
优选地，催化剂回路410在最低的阻隔构件下方约1-约3m开口在密相415中。作为选择地，催化剂回路410延伸通过一个或多个阻隔构件450。在另一实施方案中，催化剂回路410在壳体401上形成开口，例如，在容器侧面上，而且与向下成角度的管道(未示出)流动联通。
催化剂回路410的远端任选地包括槽纹部件435，其具有窄的近端和形成催化剂出口的宽的远端。该窄的近端连在形成催化剂回路410的管状管道上。槽纹部件435提供接收容量增大的催化剂出口，从而促进催化剂从催化剂再生器400中除去。该宽的远端任选地包括一个或多个凹槽，其通过增加催化剂出口的接收面积而进一步提高催化剂回路410的接收容量。
图5A显示本发明另一实施方案的流化床反应器的部分纵向截面图。如图所示，该流化床反应器是催化剂再生器，一般标记为500，然而在催化剂再生器500中公开的特征也可以用于非再生器的流化床反应器中。图5A的再生器500包含多层阻隔构件。具体地，图5A所示的阻隔构件包含由多个反向“V”形构件形成的棚型挡板。具体地，如图所示，阻隔构件包含中央阻隔构件551和侧面阻隔构件550。
所述催化剂再生器500包括催化剂进料管道509、催化剂回路510、一个或多个再生介质入口511、一个或多个再生介质进料管道524、排气口512和壳体501。当然，所示的催化剂再生器完全是示例性的，再生介质进料管道524、催化剂进料管道509、催化剂回路510或该催化剂再生器500的其它构件的布置可以根据设计优选方案宽范围地变化。壳体501包括内表面和外表面，而且限定出密相515的侧壁，在其中至少部分结焦的催化剂在有效使该结焦的催化剂至少部分地再生的条件下接触再生介质。壳体501还限定出分离区505，在其中使气态组分与夹带的催化剂分离。壳体501另外限定出再生器顶端隔板516和再生器底端隔板517。任选地，壳体501用耐火材料的内部绝缘衬里(未示出)绝热。分离装置523、分配器格栅518和阻隔构件应当由能够经受住催化剂再生所必需的高温的合金钢、例如304H SS形成，以及任选地用耐烧蚀的耐火材料覆盖。
密相515的下端以分配器格栅518面向远端的表面作为边界。在没有该任选的分配器格栅518(例如提供喷射器)的实施方案中，密相515的下端任选地与再生器底端隔板517的内表面相邻。也就是说，再生器底端隔板517的内表面任选地限定密相515的下端。如图所示，密相515作为中空的圆柱体、例如管状构件形成，在其整个纵向长度上限定出恒定的或基本上恒定的截面中空面积，尽管密相515的截面可以形成任意的各种形状，如圆形、椭圆形、正方形、六边形等。然而，通过提供在其整个纵向长度上具有恒定截面积的密相515，可以实现理想一致的催化剂再生性能，如表观速度。
本发明的催化剂再生器500还优选包括在密相表面533以上或以下设置的多个阻隔构件。如图所示，阻隔构件包含中央阻隔构件551和外侧阻隔构件550，两者都完全设置在密相表面533以下。通过在密相515内设置阻隔构件，细粉末贫化的全体催化剂颗粒能够显示出期望的流化特性。提供阻隔构件以使夹带催化剂的向上惯性运动突然停止，并使密相515中形成的“鼓泡”破碎。通过改进细粉末贫化的全体催化剂颗粒的流化特性，该阻隔构件还有助于催化剂颗粒转移到竖管内，如催化剂回路510，以及最终回到HCA(未示出)。
在图5A所示的实施方案中，显示出3个中央阻隔构件551，每一个由反向“V”形的棚型挡板形成，其覆盖密相515横截面积的一部分。图5A还显示3层外侧阻隔构件550，其处于每一层中央阻隔构件551之间。也就是说，在所示的实施方案中，每一级或每一层的阻隔构件优选在中央阻隔构件551和外侧阻隔构件550之间交替，产生催化剂颗粒为了达到密相表面533必须穿过的迷宫。
在没有显示的一种实施方案中，每一个阻隔构件由以上参照图4A和4B所述的“地铁格栅”形成。
图5B显示中央阻隔构件551和外侧阻隔构件550的详细侧视图。如图所示，中央阻隔构件551各自包含顶点554并从再生器500的一端延伸到另一端。优选地，各个独立的外侧阻隔构件550沿着弦杆(chord)延伸，弦杆与相邻的中央阻隔构件551沿着它的外边缘重叠。任选地，每一个中央阻隔构件551和/或每一个外侧阻隔构件550分别包含多个开口553和552，其横贯该阻隔构件的边缘以促进密相515中鼓泡的破碎。
优选地，再生器500包括多层中央阻隔构件551，其各自跨越密相515直径一小部分以使得形成敞开区域，该区域优选地由相邻的外侧阻隔构件550重叠。
分离区505优选由中空圆柱体、例如管状构件形成，其具有一致的或基本上一致的横截面积，从而为其中所含的夹带催化剂提供一致的表观速度特征。任选地，如图5A所示，催化剂再生器500包括增压壳体527和增压容积528。
从催化剂再生器500释放再生燃烧产物和可能未反应的再生介质的排气口512与一个或多个分离装置523的顶端敞开地相连。在增压壳体527的界线内形成增压容积528，该增压壳体与再生器顶端隔板516相连。提供增压壳体527和增压容积528以收集离开分离装置523的再生燃烧产物和可能未反应的再生介质，并将该物质引导至排气口512，其在增压容积528附近与分离区505敞开地相连。排气口512将再生燃烧产物和可能未反应的再生介质传送离开催化剂再生器500。这种增压设计在采用多个分离装置523的实施方案中特别有用，例如象图5A所示那样，其中两套旋风式分离器经由增压容积528与单一的排气口512相连。增压壳体527在本发明的再生器500中是任选的，因为一些分离装置如某些旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板或锥体充分起到了直接除去气态产物的作用。
在优选的实施方案中，分离区505(优选其上部区域)包括一个或多个分离装置523，其用于在分离区505中分离夹带的催化剂与气态组分。该分离装置523任选地是旋风式分离器、过滤器、筛网、撞击装置、塔板、锥体或者会在分离区505中分离夹带的催化剂与气态组分的任意其它装置。图5A所示的分离装置523是旋风式分离器，其各自具有从分离区505接收气态组分和夹带催化剂的分离单元入口537，以及相对于分离单元入口537向近端引导经过分离的催化剂颗粒的催化剂返回浸入管536。
在优选的实施方案中，催化剂再生器500包括分配区519，其理想地位于再生区密相515以下。在将再生介质引入密相515之前，通过一个或多个再生介质进料管道524将它引入分配区519中。分配器格栅518将分配区519与密相515分开。该分配器格栅518包括一个或多个再生介质入口511(如图所示，有多个再生介质入口511)，通过该入口使再生介质从分配区519释放至密相515中。包括分配器格栅的催化剂再生器实施方案提供了理想均匀的再生介质分配特性。分配区519和分配器格栅518提供的另外优点在于，在再生区504以及在密相515中提供低的表观速度。
催化剂进料管道509优选与密相515流动联通并将至少部分结焦的催化剂优选以流化方式引导至再生区中。该催化剂进料管道509任选地与烃转化设备、汽提单元和/或催化剂冷却器中的一个或多个流动联通，它们都没有在图5A中显示。如图5A所示，催化剂进料管道509延伸通过再生器底端隔板517、分配区519和分配器格栅518。作为选择地，催化剂进料管道509延伸通过一个或多个阻隔构件。因而，该催化剂进料管道509优选将至少部分结焦的催化剂直接释放至再生区中以形成密相515。
另外提供与再生区流动联通的催化剂回路510。该催化剂回路510引导至少部分再生的催化剂离开催化剂再生器500的再生区并最终回到烃转化设备。如图5A所示，催化剂回路510延伸通过再生器底端隔板517、分配区519和分配器格栅518。催化剂回路510优选延伸至密相515中，但是在密相表面533以下，如图所示。在没有示出的另一实施方案中，催化剂回路510延伸通过一个或多个阻隔构件。任选地，催化剂回路510延伸通过密相表面533，而且延伸至分离区505中。催化剂回路510的远端任选地包括槽纹部件535，其具有窄的近端和形成催化剂出口的宽的远端，如上所述。
由密相515中的挡板限定的整个敞开表面积任选地是密相515的整个横截面积的约20％-约80％、优选约40％-约60％以及最优选约45％-约55％。因而，阻隔构件优选覆盖流化床整个横截面积的一部分，任选地为流化床整个横截面积的约20-约80％，约40-约60％或约45-约55％。另外地或者可供替代地，一个或多个初级阻隔构件包含至少一个地铁格栅型挡板，其覆盖流化床整个横截面积的一部分。该地铁格栅型挡板任选地覆盖流化床整个横截面积的约60-约95％，约70-约95％或约80-约90％。阻隔构件自身任选地包含孔或贯穿的其它孔口，以进一步使由于密相515中所含全体催化剂颗粒的细粉末含量低而形成的密相515中的气泡尺寸破碎。
V.含氧化合物至烯烃反应系统在优选的实施方案中，本发明涉及在含氧化合物至烯烃(OTO)反应系统或在与OTO反应系统相连的催化剂再生系统中改进细粉末含量低的催化剂颗粒的流化。优选地该OTO反应系统包含以下更详细描述的甲醇至烯烃(MTO)反应系统。
在MTO反应工艺中，在有效使至少一部分的含氧化合物转化成轻质烯烃以及使催化剂至少部分地失活以形成至少部分失活的催化剂如结焦的催化剂的条件下，含氧化合物如甲醇在HCA中接触催化剂。将至少部分失活的催化剂引入按照本发明的催化剂再生器，在其中使该至少部分失活的催化剂再生以形成再生催化剂。将至少一部分再生催化剂引入反应单元。失活催化剂任选地在汽提单元中在有效从失活催化剂中除去空隙间的烃的条件下接触汽提介质。
现在将更详细地描述与本发明的催化剂再生器一起提供的HCA的类型。反应工艺可以在各种催化HCA中进行，诸如具有结合在一起的紧密床或固定床反应区和/或快速流化床反应区的混合反应器，循环流化床反应器，提升管反应器等等。适合的常规反应器类型例如在US专利4,076,796、US专利6,287,522(双重提升管)和FluidizationEngineering，D.Kunii和O.Levenspiel，Robert E.KriegerPublishing Company，New York，New York 1977中得到描述，它们全都在此引入供参考。
优选的HCA类型选自提升管反应器，其一般地在Riser Reactor，Fluidization and Fluid-Particle Systems，第48-59页，F.A.Zenz和D.F.Othmer，Reinhold Publishing Corporation，New York，1960，以及US专利6,166,282(快速流化床反应器)中得到描述，该文献在此引入供参考。最优选地，HCA包括多个提升管反应器，如Lattner等的2000年5月4日提交的美国专利申请序号09/564,613所公开的那样，其全文在此引入供参考。
将优选包含一种或多种含氧化合物的新鲜原料任选地与一种或多种稀释剂一起，送入给定反应器单元内的一个或多个提升管反应器中，其中引入沸石或非沸石分子筛催化剂组合物或其结焦变型。在一种实施方案中，该分子筛催化剂组合物或其结焦变型在引入提升管反应器之前与液体或气体或它们的组合接触，优选该液体是水或甲醇，该气体是惰性气体如氮气或蒸汽。
进入单独的反应器系统的原料优选在第一反应器区中部分或完全转化成气态流出物，它与至少部分失活的结焦分子筛催化剂组合物一起进入分离容器中。在优选的实施方案中，设计该分离容器内的旋风分离器以使分子筛催化剂组合物、优选结焦的分子筛催化剂组合物在分离区内与含有一种或多种烯烃的气态流出物分离。优选旋风分离器，然而分离容器内的重力作用也会使催化剂组合物与气态流出物分离。分离催化剂组合物与气态流出物的其它方法包括使用板、罩、肘管等。
在单独的HCA内的分离系统的一种实施方案中，分离系统包括分离容器。在一种实施方案中，该分离容器的下部是汽提区。在该汽提区中，至少部分结焦的分子筛催化剂组合物与汽提介质接触，该介质是气体，优选蒸汽、甲烷、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，以从至少部分结焦的分子筛催化剂组合物中回收吸附的空隙间的烃，然后将该催化剂组合物引入再生系统中。理想地，对于每1000磅催化剂，向汽提单元提供约2-约10、更优选约2-约6以及最优选约3-约5磅的汽提介质例如蒸汽。在另一实施方案中，汽提区处于独立于分离容器的容器中，以及在结焦的分子筛催化剂组合物上，优选在250℃-约750℃、优选约350℃-650℃的高温下，以基于气体体积与结焦的分子筛催化剂组合物体积1hr-1-约20,000hr-1的气时表观速度(GHSV)通入汽提介质。
在用硅铝磷酸盐分子筛催化剂组合物将含氧化合物转化成烯烃的工艺的一种优选实施方案中，该工艺在至少20hr-1的WHSV和小于0.016、优选小于或等于0.01的温度校正标准化甲烷选择性(TCNMS)下运行。例如参见US专利5,952,538，其在此全面引入供参考。
本发明的任选的多重提升管HCA可用于进行几乎所有的使用流化催化剂的烃转化工艺。通常的反应包括例如烯烃互相转化反应、含氧化合物至烯烃的转化反应(例如MTO反应)、含氧化合物至汽油的转化反应、马来酸酐制备反应、汽相甲醇合成、邻苯二甲酸酐制备反应、费-托反应和丙烯腈制备反应。
用于将含氧化合物转化为烯烃的工艺采用包括含氧化合物的进料。用于本文时，术语“含氧化合物”定义为包括但不必限于含有氧的烃，例如下列脂族醇、醚、羰基化合物(醛、酮、羧酸、碳酸酯等)，和它们的混合物。脂族结构部分理想地应含有约1-10个碳原子，更理想地含有约1-4个碳原子。代表性的含氧化合物包括但不必限于较低分子量的直链或支链脂族醇和它们的不饱和对应物。合适的含氧化合物的实例包括但不必限于以下甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4-C10醇、甲乙醚、二甲醚、乙醚、二异丙醚、甲酸甲酯、甲醛、碳酸二甲酯、碳酸甲乙酯、丙酮和它们的混合物。理想地，用于转化反应中的含氧化合物选自甲醇、二甲醚和它们的混合物。更理想地，含氧化合物是甲醇。向提升管反应器中加入的总进料可以含有其它组分，例如稀释剂。
可以与含氧化合物一起向提升管反应器中加入一种或多种稀释剂，以使得总进料混合物包含约1mol％-约99mol％的稀释剂。所述工艺中可以采用的稀释剂包括但不必限于氦气、氩气、氮气、一氧化碳、二氧化碳、氢气、水、石蜡、其它烃(如甲烷)、芳族化合物和它们的混合物。理想的稀释剂包括但不必限于水和氮气。
可以将一部分进料以液体形式提供至HCA。当部分进料是以液体形式供给时，该进料的液体部分可以是含氧化合物、稀释剂或两者的混合物。可以将进料的液体部分直接注入各个提升管反应器，或者用进料的蒸气部分或合适的载气/稀释剂夹带或携带进入提升管反应器。通过在液相中提供部分进料(含氧化合物和/或稀释剂)，可以控制提升管反应器内的温度。通过进料液体部分的蒸发的吸热，含氧化合物转化反应的放热部分地被吸收。控制加入反应器的液体进料与气体进料的比例是控制反应器温度，尤其是提升管反应器内温度的可行方法之一。
任选地将液体原料独立地或与蒸气原料共同地送入。以液体形式供给的进料量，不管是单独供给还是与蒸气进料一起供给，都是进料中总含氧化合物含量加稀释剂的约0.0wt％-约85wt％。更理想地，所述范围是总含氧化合物加稀释剂进料的约1wt％-约75wt％，以及最理想地为约5wt％-约65wt％。进料的液体部分和蒸气部分可以是相同组成，或者可以含有不同比例的相同或不同含氧化合物和相同或不同稀释剂。一种特别有效的液体稀释剂是水，由于其较高的蒸发热，水能够以相对较小的比例对反应器温度差具有大的影响。其它可用的稀释剂如上所述。合适选择加入反应器的任意合适的含氧化合物和/或稀释剂的温度和压力，将确保至少部分进料在其进入反应器时、和/或与催化剂或进料和/或稀释剂的蒸气部分接触时处于液相中。
任选地，进料的液体部分可以分成几部分，并引入提升管反应器中沿着该提升管反应器长度方向的多个位置。可以用含氧化合物进料、稀释剂或其两者进行这种操作。通常用进料的稀释剂部分进行这种操作。另一种选择是提供喷嘴，该喷嘴以形成适当大小分布的液滴的方式，将进料的整个液体部分引入到提升管反应器中，当被引入提升管反应器的气体和固体夹带时，所述液滴沿着提升管反应器的长度逐渐汽化。这些布置之一或者它们的组合可以用于更好地控制提升管反应器内的温度差。在反应器中引入多个液体进料点或者设计液体进料喷嘴来控制液滴大小分布的方法在本领域是众所周知的，在此不再讨论。
适合于催化含氧化合物至烯烃转化反应的催化剂包括分子筛和分子筛的混合物。分子筛可以是沸石型(沸石)或非沸石型(非沸石)。有用的催化剂还可以由沸石型和非沸石型分子筛的混合物制成。理想地，催化剂包括非沸石型分子筛。用于含氧化合物至烯烃转化反应的理想分子筛包括“小”和“中”孔分子筛。“小孔”分子筛定义为孔径小于约5.0的分子筛。“中孔”分子筛定义为孔径为约5.0-约10.0的分子筛。
可用的沸石型分子筛包括但不限于丝光沸石、菱沸石、毛沸石、ZSM-5、ZSM-34、ZSM-48和它们的混合物。制备这些分子筛的方法在本领域是公知的，在此无需讨论。适合用于本发明的小孔分子筛的结构类型包括AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、AWW、BIK、CAS、CHA、CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、GOO、KFI、LEV、LOV、LTA、MON、PAU、PHI、RHO、ROG、THO，及其取代形式。适合用于本发明的中孔分子筛的结构类型包括MFI、MEL、MTW、EUO、MTT、HEU、FER、AFO、AEL、TON，及其取代形式。
硅铝磷酸盐(“SAPO”)是可用于含氧化合物至烯烃转化反应的一组非沸石型分子筛。SAPO包括[SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体单元的三维微孔晶体骨架结构。Si结合到结构中的方式可以通过29Si MASNMR测定。参见Blackwell和Patton，J.Phys.Chem.，92，3965(1988)。理想的SAPO分子筛在29Si MAS NMR中显现化学位移[(Si)]在-88至-96ppm范围内的一个或多个峰，在该范围内的总峰面积为化学位移[(Si)]在-88至-115ppm范围内的所有峰的总峰面积的至少20％，其中[(Si)]化学位移参考外标四甲基硅烷(TMS)。
希望所述工艺中所用的硅铝磷酸盐分子筛具有相对较低的Si/Al2比。通常，Si/Al2比越低，C1-C4饱和化合物的选择性、尤其是丙烷选择性越低。小于0.65的Si/Al2比是理想的，优选Si/Al2比不超过0.40，特别优选Si/Al2比不超过0.32。
通常将硅铝磷酸盐分子筛分为具有8、10或12元环结构的微孔材料。这些环结构可以具有约3.5-15的平均孔径。优选的是平均孔径为约3.5-5，更优选4.0-5.0的小孔SAPO分子筛。这些孔径是典型的具有8元环的分子筛。
通常，硅铝磷酸盐分子筛包含共享角的[SiO2]、[AlO2]和[PO2]四面体单元的分子骨架。这种骨架类型有效地将各种含氧化合物转化为烯烃产物。
用于含氧化合物至烯烃转化工艺中的合适的硅铝磷酸盐分子筛包括SAPO-5，SAPO-8，SAPO-11，SAPO-16，SAPO-17，SAPO-18，SAPO-20，SAPO-31，SAPO-34，SAPO-35，SAPO-36，SAPO-37，SAPO-40，SAPO-41，SAPO-42，SAPO-44，SAPO-47，SAPO-56，以及它们的含金属的形式，和它们的混合物。因而，通过催化剂再生器再生的至少部分结焦的催化剂任选地包含选自以下的分子筛颗粒SAPO-5，SAPO-8，SAPO-11，SAPO-16，SAPO-17，SAPO-18，SAPO-20，SAPO-31，SAPO-34，SAPO-35，SAPO-36，SAPO-37，SAPO-40，SAPO-41，SAPO-42，SAPO-44，SAPO-47，SAPO-56，以及它们的含金属的形式，和它们的混合物。优选SAPO-18，SAPO-34，SAPO-35，SAPO-44和SAPO-47，尤其是SAPO-18和SAPO-34，包括它们的含金属形式和它们的混合物。用于本文时，术语混合物与组合是同义词，并被认为是以各种比例具有两种或多种组分的物质的组合物，而不管它们的物理状态如何。
优选地，送入催化剂再生器的至少部分结焦的催化剂具有约20μm-约200μm的d50粒度。dx粒度是指x体积％经配制的催化剂组合物颗粒具有不大于该dx值的粒径。对于本定义而言，用于定义dx值的粒度分布(PSD)用来自Microtrac，Inc.(Clearwater，Florida)的Microtrac Model 3000粒度分析仪采用已知的激光散射技术测量。用于本文时，“粒径”是指规定的球形颗粒的直径或者非球形颗粒的等效直径，如使用Microtrac Model 3000粒度分析仪通过激光散射测量的那样。
如果需要，其它形成烯烃的分子筛材料可以与硅铝磷酸盐催化剂混合。存在若干类型的分子筛，每一种具有不同的性能。适合用于本发明的小孔分子筛的结构类型包括AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、AWW、BIK、CAS、CHA、CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、GOO、KFI、LEV、LOV、LTA、MON、PAU、PHI、RHO、ROG、THO，及其取代形式。适合用于本发明的中孔分子筛的结构类型包括MFI、MEL、MTW、EUO、MTT、HEU、FER、AFO、AEL、TON，及其取代形式。可以与硅铝磷酸盐催化剂组合的优选分子筛包括ZSM-5、ZSM-34、毛沸石和菱沸石。
取代的SAPO形成一类称作“MeAPSO”的分子筛，它们也可以用于本发明。制备MeAPSO的方法在本领域是已知的。带有取代物的SAPO如MeAPSO也可合用于本发明。合适的取代物“Me”包括但不必限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。取代物可以在合成MeAPSO的过程中结合进去。或者，取代物可以在合成SAPO或MeAPSO后利用许多方法结合。这些方法包括但不必限于离子交换、早期湿润、干混、湿混、机械混合和它们的组合。
理想的MeAPSO是孔径小于约5的小孔MeAPSO。小孔MeAPSO包括但不必限于NiSAPO-34、CoSAPO-34、NiSAPO-17、CoSAPO-17和它们的混合物。
带有取代物的铝磷酸盐(ALPO)也称作“MeAPO”，是另一组可适用于含氧化合物至烯烃转化反应的分子筛，理想的MeAPO是小孔MeAPO。制备MeAPO的方法在本领域是已知的。合适的取代物包括但不必限于镍、钴、锰、锌、钛、锶、镁、钡和钙。取代物可以在合成MeAPO的过程中引入进去。或者，取代物可以在合成ALPO或MeAPO后利用许多方法引入。这些方法包括但不必限于离子交换、早期湿润、干混、湿混、机械混合和它们的组合。
还可以将分子筛引入到固体组合物、优选固体颗粒中，其中分子筛以有效催化所需的转化反应的量存在。固体颗粒可以包括催化有效量的分子筛和基质材料，优选填料和粘合剂材料中的至少一种，以使所述固体组合物具有一种或多种所需的性能，例如所需的催化剂稀释、机械强度等。这类基质材料往往在一定程度上是多孔性质的，并且往往具有一些非选择性的催化活性，从而促进了不希望的产物的形成，并且可能或不可能有效地促进所需的化学转化。这样的基质材料(如填料和粘合剂)包括例如合成的和天然存在的物质、金属氧化物、粘土、二氧化硅、氧化铝、二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化镁、二氧化硅-氧化锆、二氧化硅-氧化钍、二氧化硅-氧化铍、二氧化硅-二氧化钛、二氧化硅-氧化铝-氧化钍、二氧化硅-氧化铝-氧化锆、和这些材料的混合物。
固体催化剂组合物优选包含约1wt％-约99wt％，更优选约5wt％-约90wt％，甚至更优选约10wt％-约80wt％的分子筛；以及约1wt％-约99wt％，更优选约5wt％-约90wt％，甚至更优选约10wt％-约80wt％的基质材料。
包含分子筛和基质材料的固体催化剂组合物如固体颗粒的制备方法是常规的，并且在本领域是众所周知的，因此在此不再详细描述。
催化剂可以进一步含有粘合剂、填料或其它材料，以提供更好的催化性能、抗磨耗性、再生性和其它需要的性能。理想地，催化剂在反应条件下是可流化的。催化剂的粒度应当为约5μ-约3,000μ，理想地为约10μ-约200μ，更理想地为约20μ-约150μ。可以对催化剂进行多种处理以达到所需的物理化学特性。这类处理包括但不必限于煅烧、球磨、碾磨、研磨、喷雾干燥、水热处理、酸处理、碱处理和它们的组合。
理想地，在一个或多个HCA中进行的含氧化合物至烯烃的转化反应采用大于1米/秒(m/s)的提升管反应器中的气体表观速度。用于本文和权利要求书中时，术语“气体表观速度”定义为蒸发的原料和任意稀释剂的体积流量除以敞开的反应器截面积。由于含氧化合物在流经反应器的同时转化为包括轻质烯烃的产物，因此气体表观速度在反应器内的不同位置会不同，其取决于存在的气体的总摩尔数以及反应器内具体位置的截面积、温度、压力和其它有关的反应参数。在反应器内任何位置，包括在原料中存在的任何稀释剂的气体表观速度维持在大于1米/秒(m/s)的速度。理想地，该气体表观速度大于约2m/s。更理想地，该气体表观速度大于约2.5m/s。甚至更理想地，该气体表观速度大于约4m/s。最理想地，该气体表观速度大于约8m/s。
将气体表观速度维持在这些速率增加了在提升管反应器内流动的气体的活塞式流动行为的途径。当气体表观速度增加到1m/s以上时，携带气体的固体的内部再循环的减少导致气体轴向扩散或返混的降低。(当均匀流体反应物成分以活塞运动形式平行于反应器轴移动通过反应器时，出现理想的活塞式流动行为)。气体在反应器中返混现象的最小化增加了含氧化合物转化反应中对所需的轻质烯烃的选择性。
当气体表观速度接近1m/s或更高时，离开提升管反应器的气体可以夹带反应器中相当大部分的催化剂。至少一部分离开提升管反应器的催化剂将通过催化剂回路再循环，以再次接触进料。
理想地，被再循环以与进料再次接触的催化剂(包括分子筛和任何其它材料如粘合剂、填料等)的速率，是加入到反应器的含氧化合物总加料速率的约1-约100倍，更理想地为约10-约80倍，最理想地为约10-约50倍，以重量计。
可用于将含氧化合物转化为轻质烯烃的温度可在宽范围内变化，它至少部分取决于催化剂、催化剂混合物中再生催化剂的分数，以及反应器设备和反应器的构造。尽管这些工艺并不限于特定的温度，但是如果在约200℃-约1000℃、更优选约200℃-约700℃、理想地约250℃-约600℃以及最理想地在约300℃-约550℃的温度下进行所述工艺，可以达到最好的结果。较低的温度通常导致较低的反应速率，并且所需的轻质烯烃产物的生成速率也明显较低。然而，在高于700℃的温度下，该工艺不能形成最佳量的轻质烯烃产物，并且焦炭和轻质饱和物在催化剂上形成的速率可能变得太高。
尽管不必以最佳的量，轻质烯烃将在宽的压力范围内形成，包括但不限于约0.1kPa-约5MPa的压力。理想的压力在约5kPa-约1MPa以及最理想地在约20kPa-约500kPa。如果存在稀释剂的话，上述压力不包括稀释剂的压力，并且当进料涉及含氧化合物和/或它们的混合物时，上述压力是指进料的分压。可以使用所述范围之外的压力，并且不排除在本发明的范围外。压力的下限和上限可能不利地影响选择性、转化率、结焦速率和/或反应速率；然而，仍然会形成轻质烯烃，因此，压力的这些极限被认为是本发明的一部分。
宽范围的含氧化合物转化反应的WHSV可用于本发明，所述WHSV定义为相对于每单位重量的在提升管反应器中的催化剂中的分子筛，每小时向提升管反应器中加入的总含氧化合物的重量。向提升管反应器中加入的总含氧化合物包括在汽相和液相中的所有含氧化合物。尽管催化剂可以含有作为惰性物质、填料或粘合剂的其它材料，但是计算WHSV时仅使用提升管反应器中的催化剂中的分子筛的重量。WHSV理想地高到足以在反应条件下以及在反应器构造和设计内，将催化剂维持在流化状态。通常，WHSV为约1hr-1-约5000hr-1，理想地为约2hr-1-约3000hr-1，以及最理想地为约5hr-1-约1500hr-1。申请人已发现，在WHSV大于20hr-1下进行含氧化合物至烯烃的转化反应，将降低转化反应的产物组成(product slate)中甲烷的含量。因此，转化反应理想地在至少约20hr-1的WHSV下进行。对于包含甲醇、二甲醚或它们的混合物的进料，WHSV理想地为至少约20hr-1，更理想地为约20hr1-约300hr-1。
本发明中制备优选的烯烃产物的方法可以包括从烃如油、煤、焦油砂、页岩、生物质和天然气制备含氧化合物组合物的附加步骤。制备所述组合物的方法在本领域是已知的。这些方法包括发酵成醇或醚，制备合成气，然后将合成气转化成醇或醚。合成气可以通过已知方法如蒸汽转化、自热转化和部分氧化来制备。
本领域技术人员还将知道，通过本发明的含氧化合物至烯烃转化反应制备的烯烃可以聚合形成聚烯烃，尤其是聚乙烯和聚丙烯。由烯烃制备聚烯烃的方法在本领域是已知的。优选催化方法。特别优选的是茂金属、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，其各自对催化剂和工艺的描述清楚地在此引入供参考。通常，这些方法包括在有效形成聚烯烃产物的压力和温度下，将烯烃产物与形成聚烯烃的催化剂接触。
一种优选的形成聚烯烃的催化剂是茂金属催化剂。优选的操作温度范围是50℃-240℃，并且反应可以在低压、中压或高压下进行，无论如何在1-200巴下。对于溶液中进行的工艺来说，可以使用惰性稀释剂，并且优选的操作压力范围是10-150巴，优选的温度范围是120℃-230℃。对于气相工艺，优选的是，温度通常为60℃-160℃，操作压力为5-50巴。
除了聚烯烃之外，由本发明方法制备的烯烃或由其回收的烯烃可以形成多种其它烯烃衍生物。它们包括但不限于醛、醇、乙酸、线性α-烯烃、乙酸乙烯酯、1，2-二氯乙烷和氯乙烯、乙苯、环氧乙烷、乙二醇、枯烯、异丙醇、丙烯醛、烯丙基氯、环氧丙烷、丙烯酸、乙丙橡胶和丙烯腈，以及乙烯、丙烯或丁烯的三聚体和二聚体。制备这些衍生物的方法在本领域是众所周知的，因此本文不作讨论。
VI.实施例鉴于下列非限制性的实施例，将更好地理解本发明。
实施例1和2在实施例1和2中，细粉末含量低的全体催化剂颗粒在流化床反应器中以0.15ft/s的容器速度进行流化。该流化床反应器主要是图4所示的形式，然而提供有喷射器和外部分离装置。实施例1在密相中包括2个图4所示类型的地铁格栅阻隔构件，实施例2在密相中包括1个图4所示类型的地铁格栅阻隔构件。实施例1和2的具体颗粒分布如下表I低细粉末含量PSD
在这些实施例中，经过0-1200秒的时间段进行动态的床压降测量。示于图6中的实施例1的结果表明，提供2块挡板时流化床中的压力波动大约为+/-1英寸水柱。虽然细粉末含量低，该数据表示通常良好的流化，因为较低的压力波动通常与较好的流化(较少的鼓泡爆裂)相对应。获得42lb/ft3的流化密度。
示于图7中的实施例2的结果表明，提供1块挡板时流化床中的压力波动大约为+/-2至3英寸水柱，反映出通常较差的流化。流化密度是42lb/ft3。
实施例3在实施例3中，细粉末含量低的全体催化剂颗粒在流化床反应器中以0.5ft/s的容器速度进行流化。该流化床反应器主要是图5所示的形式，其具有6层反向“V”形的棚型阻隔构件，然而提供有喷射器和外部分离装置。具体的粒度分布如上述表I中所示。
在本实施例中，经过0-1200秒的时间段进行动态的床压降测量。示于图8中的实施例3的结果表明，流化床中的压力波动大约为+/-0.5至1.0英寸水柱。虽然细粉末含量低，这表示通常特别好的流化。
实施例4实施例4是比较例，其中细粉末含量低的全体催化剂颗粒在流化床反应器中以0.15ft/s的容器速度进行流化。该流化床反应器不含任何阻隔构件。具体的粒度分布如上述表I中所示。
在本实施例中，经过0-1200秒的时间段进行动态的床压降测量。示于图9中的实施例4的结果表明，流化床中的压力波动大约为+/-4.0至5.0英寸水柱。这表示由于细粉末含量低造成的很差的流化。
实施例5实施例5是另一比较例，其中细粉末含量约8-12wt％的全体催化剂颗粒在流化床反应器中以0.07ft/s的容器速度进行流化。该流化床反应器不含任何阻隔构件。
在本实施例中，经过0-1200秒的时间段进行动态的床压降测量。示于图10中的实施例5的结果表明，流化床中的压力波动大约为+/-0.5至1.0英寸水柱。这表示由于存在细粉末造成的特别好的流化。
以上参照各个示例性的和优选的实施方案已经描述了本发明的原理和操作方式。如同所属领域技术人员理解的那样，由权利要求限定的整个发明包含未在本文中逐一列举的其它优选实施方案。
权利要求
1.一种在反应器或再生器中使催化剂颗粒流态化的方法，其中所述方法包括以下步骤提供在反应器或再生器内具有至少一个阻隔构件的反应器或再生器；和在不大于1.0英寸(2.54cm)水柱的紧密床内的压力波动下，使多个颗粒在紧密床相中围绕所述至少一个阻隔构件以曲折路径流动。
2.权利要求1的方法，其中所述密相具有101b/ft3(160.2kg/m3)-50lb/ft3(800.9kg/m3)的密度。
3.权利要求1或2的方法，其中所述多个颗粒在所述紧密床中以不大于5ft/sec(1.5m/s)流动。
4.前述权利要求任一项的方法，其中所述反应器或再生器具有至少两个阻隔构件。
5.权利要求4的方法，其中所述反应器或再生器具有交错排列的至少两个阻隔构件。
6.前述权利要求任一项的方法，其中所述催化剂颗粒具有大于40μm的d2值。
7.权利要求6的方法，其中所述催化剂颗粒具有大于50μm的d2值。
8.权利要求7的方法，其中所述催化剂颗粒具有大于60μm的d2值。
9.前述权利要求任一项的方法，其中所述反应器或再生器包含反应区和分离区，以及所述紧密床处于所述反应区中。
10.前述权利要求任一项的方法，其中所述反应器或再生器进一步包含在所述分离区内的一个或多个阻隔构件以至少部分地阻碍夹带催化剂的向上流动。
11.权利要求10的方法，其中一个或多个阻隔构件设置在所述紧密床上方小于2米处。
12.前述权利要求任一项的方法，其中所述催化剂颗粒4-100的Peclet数流动。
13.权利要求12的方法，其中所述Peclet数为8-30。
14.权利要求13的方法，其中所述Peclet数为10-20。
全文摘要
本发明涉及用于使催化剂细粉末贫化的全体催化剂颗粒流态化的方法。在一种实施方案中，所述方法包括在反应器中提供多个催化剂颗粒，其中所述催化剂颗粒具有大于约40μm的d
文档编号B01J8/32GK101094905SQ200580045472
公开日2007年12月26日 申请日期2005年12月2日 优先权日2004年12月30日
发明者J·H·小比奇, N·P·库特, J·S·史密斯, M·P·尼科尔蒂 申请人:埃克森美孚化学专利公司