共进料的甲烷和烃原料转化为更高价值的烃的制作方法

专利名称：共进料的甲烷和烃原料转化为更高价值的烃的制作方法
共进料的曱烷和烃原料转化为更高价值的烃发明领域本发明涉及使用再生性热解反应器的烃转化。本发明涉及
用于在再生性热解反应器中裂解存在于包含非挥发性物质的烃原料中的烃的方法。在烃进行热裂解之前将非挥发性物质从原料中除去。更特别的，本发明涉及用于改进进料到再生性热解反应器系统或多个这种热解反应器系统中的含非挥发性物质的原料的品质的方法和设备。
背景技术：
常规的蒸汽裂解器已知作为用于裂解含有大部分挥发性烃的高品质原料，例如乙烷、瓦斯油和石脑油的有效工具。类似的，再生性热解反应器也已知并且常规上用于转化或裂解并且实现循环的、高温化学过程例如那些可以在高于可以适合在常规蒸汽裂解器中进行的温度下进行的反应。再生性反应器循环典型地是对称的(在两个方向上是相同的化学过程或反应)或不对称的(化学过程或反应随着循环的步骤变化)。对称的循环典型的用于相对温和的放热化学，其实例是再生性热氧化("RT0")和自热重整("ATR")。不对称的循环典型的用于实行吸热化学，且期望的吸热化学与不同的放热化学(典型地燃烧)是成对的以提供用于吸热反应的反应热。不对称循环的实例是Wulff裂解，变压重整，以及其它再生性热解反应器过程。再生性热解反应器通常在本领域已知能够转化或裂解烃。但是，它们并不能在商业上实现或者广泛用于烃转化，至少部分是由于它们不能较好地放大地经济规模的原因。这种失败大部分是因为设备对充分的控制和对付极高的温度以及燃料和氧化剂在过程的再生或加热步骤期间合并的方式是无能为力的。高温难以定位并且包含延长的一段时间，并且导致过早的设备破坏。2006年12月21日向USPTO提交的题目为"甲烷转化为高级烃，，的US专利申请No. 11/643， 541建议了一种解决方案，其主要涉及利用发明性延迟的燃烧过程，用于热解系统的曱烷物 料。与蒸汽裂解器一样，再生性热解反应器也非常适用于实质 上不含非挥发性组分的挥发性的或可挥发的原料，例如金属和其它残 留物或非挥发性组分，它们会作为灰分剩下或在反应器中累积。热解 反应器典型的在比蒸汽裂解器更高的温度下操作。非挥发性物质可以 广泛地定义为表示任何残油，金属，矿物，形成灰分的，沥青类的， 焦油，焦炭或原料中的其它在低于选择的沸点或温度下并不蒸发的组 分或污染物，且这些物质在热解期间或之后可以在反应器系统中剩余 不期望的剩余物或灰分。大部分受到关注的非挥发性组分是那些作为 灰分在反应器系统中沉淀的且并不易于通过再生除去的物质。许多烃 焦炭组分仅仅在典型的用于热解反应器系统中的高温下的床中燃尽并 且因此倾向于比一些其它残余物组分受到更少的关注。 一些非挥发性 的物料组分，例如金属和/或矿物可以留下灰分组分，它们甚至在高再 生温度下难以从反应器中除去。典型的，再生性反应器包括反应器床或区，典型的包括一 些类型的耐火材料，其中反应在反应器系统中发生。常规的再生性反 应器典型的将燃料、氧化剂或这些反应物中追加量的 一 种的物流直接 传送到反应器床流动途径中的某处地方。传送的反应物导致其中的放 热反应并且加热反应器介质或床。其后，反应的反应物耗尽且将热解 原料，例如烃物料流，优选是蒸汽化的，引入加热的反应器介质或床 区域，并且暴露于加热的介质以导致反应器原料加热和热解为热解的 反应器物料。然后从反应器的反应区域中除去热解的反应器物料并且 将其骤冷或冷却，例如在反应器系统的骤冷区，以便停止热解反应并 且获得热解产物。但是，采用蒸汽裂解，经济上可能有利的使用更低成本的 原料，例如通过非限制性实例的方法列举的有原油、重馏分、被污染 的石脑油和浓缩物，以及常压残油，作为用于再生性热解反应器的原 料。不幸的是，这些经济上有利的原料典型的包含不期望量的非挥发
6性组分并且迄今为止不能接受作为再生性反应器的原料。非挥发性物 质通过材料，例如灰分、金属和/或焦炭的沉积导致反应器的污染。再 生性热解反应器并不具有处理这些经济的裂解有利的原料的灵活性， 这是因为尽管焦炭可以典型的燃尽，但是在反应器中灰分和金属的沉 积或累积并不易于燃烧或除去。特定原料中非挥发性物质的临界浓度 可以取决于变量而变化，例如期望的过程，原料条件或类型，反应器
的设计，操作参数等。通常，到反应器中的物料流超过2 ppraw (重量 ppm)的非挥发性物质浓度(例如灰分、金属、残油等)将会导致热解 反应器中显著的结垢。 一些经济上可期望的较低成本的物料可以包含 至多10%重量的非挥发性物质，而其他物料可以包含适当超过10重 量％的非挥发性物质。由于非挥发性物质并不蒸发，但是当加热到高 于600。F ( 315°C )时(在氧化环境中)分解以形成灰分，金属、焦油 和/或焦炭，存在于不利原料中的非挥发性物质在热解反应器的反应区 中留下或累积为污染物，这增加了通过反应器的压力下降并且导致堵 塞或降低效率。通常，仅有低水平的非挥发性物质(例如<2 ppmw并 且优选<1 ppmw)或更特别低水平的灰分(通过ASTM D482-03或ISO 6245:2001测量)可以在反应器进料中容许。非挥发性物质通常根据 ASTM D6560测定。多种技术用于处理石油烃原料以除去包含在其中的非挥发
这些方法倾向于改进包含非挥发性物质的用于常规蒸汽裂解的烃物料 的品质。但是，在大多数情况中，该方法受限于操作条件、用于翻新 的空间限制、高资本成本和高操作成本，这是由于使用的操作步骤， 所需设备的高资本花费和/或从物料中除去的非挥发性物质的量的并 不令人满意的降低限制。例如，在蒸汽裂解联合体中为多个蒸汽裂解 炉中每一个都装备对于处理低成本原料所必须的全部的设备以提供可
常昂贵的。类似的或者更夸张的问题存在于再生性热解反应器联合体 中，这是因为它们的物料品质要求和增加的温度严重性。
本发明提供了 一种用于改进含非挥发性物质的烃原料的革 命性方法以便使这种物料适合用作用于再生性热解反应器系统的原
解反应器中在^;进行热解之前从原料中除去形成灰分的非挥发性S 质。
发明概述本发明涉及烃的热解且在一个实施方案中包括在再生性热 解反应器系统中用于减少由于热解包含非挥发性物质的烃原料而形成 的灰分的方法。 一方面，本发明方法包括用于在再生性热解反应器系
法包U ( a )在再生性热解反应器系统7 ^选为逆转流类型的再生性反 应器系统)的上游将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成蒸气相
(b)将所述蒸气相与所述液相分离；(c)将至少一部分分离的蒸气 相和曱烷输送或进料到热解反应器系统中；以及(d)在再生性热解反 应器系统中转化(例如裂解)至少一部分分离的蒸气相以形成热解产 物。曱烷实质上在过程的任何点上可以添加到烃原料和/或分离的蒸气 相物流中，例如在分离过程的上游，分离过程的范围内，在分离的蒸 气相输送管线中，进入到反应器系统的反应器中，和/或它们的联合。
气相的转化。在另一个实施方案中，热解反应器系统包括至少两个热
解反应器系统且分离的蒸汽在至少两个热解反应器系统的至少两个中
裂解。分离的蒸汽与甲烷合并。甲烷可以作为实质上纯净的曱烷物流 或与另一种含甲烷的烃物料流的联合或包含于其中而添加或共进料，
例如混合的烃物流，基于总物流的重量，其典型的包括至少10重量％ 的曱烷。分离的蒸汽物流和含曱烷的物流可以在分离单元的上游，在 分离单元中，在反应器的上游，在反应器系统中和/或以它们的组合方 式合并。还可以将其他的稀释剂添加到过程中以便影响期望的化学过
8程。合并的曱烷和分离的蒸气相原料在再生性反应器系统中转化，优 选在至少两个或多个反应器系统中通过将蒸汽以并流(例如实质上是 同时的)进料到至少两个反应器系统而转化，以便提供商业有用量的 热解产物。在另一个实施方案中，本发明包括与分离的蒸气相和甲烷 物料相关联将稀释剂或汽提剂，例如氢气进料到热解反应器系统中的 步骤，用于在稀释剂或汽提剂的存在下在再生性热解反应器系统中裂 解混合的蒸气相和甲烷。氢气可以典型的是优选的稀释剂或汽提剂。 蒸汽可以用于稀释剂或汽提剂，用于一些选择性的过程。但是，在许 多过程中蒸汽并不是优选，因为不像蒸汽裂解，在热解反应器温度下， 例如高于120(TC，蒸汽可以与烃反应形成一氧化碳和氢气。但是，取 决于存在的甲烷的量，对氢气稀释剂的需求可以降低或消除。将曱烷 裂解为乙炔的反应将获得可以作为汽提剂或稀释剂的游离氩气。因此， 随着甲烷和分离的蒸气相的比例的增加，对额外的氢气的需求将降低。还在另一方面，本发明包括用于从曱烷和蒸发的烃物料使 用逆转流类型的再生性热解反应器系统制造烃，例如烯烃、芳香烃和/ 或乙炔的热解产物的发明性的方法，其中该反应器系统包括(i)包括
第一末端和第二末端的第一反应器，以及(n)包括主要末端和次级 末端的第二反应器，第一和第二反应器在相互有关的串流关系中定向 以至于第二反应器的次级末端接近第一反应器的第二末端。 一方面，
本发明的方法包括的步骤有(a)在再生性热解反应器系统的上游将 含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的
蒸气相和含非挥发性物质的液相的温度；(b)将所述蒸气相与所述液 相分离；(c )通过第 一反应器中的第 一通道供应第 一反应物并且通过 第一反应器中的第二通道供应至少第二反应物，以至于第一和第二反 应物从第一反应器的第一末端供应到第一反应器中；(d)在第一反应 器的第二末端合并第一和第二反应物并且使合并的反应物反应以制备 加热的反应产物；(e)将加热的反应产物传递通过第二反应器以便将 热从反应产物传递到第二反应器，制备加热的第二反应器；(f)将至少一部分来自步骤(b)的分离的蒸气相和甲烷输送到热解反应器系统 中，由此分离的蒸气相和甲烷在反应器系统中相互掺混(例如合并或 混合)；(g)将分离的蒸气相和甲烷通过加热的第二反应器进料，以 将分离的蒸气相和曱烷转化为热解产物；(h)骤冷热解产物；以及(i) 从反应器系统中回收骤冷的热解产物。
附图概述

图1 (a)和1 (b)是根据本发明的再生逆转流热解反应器 系统中两个步骤的简化的、图解说明。图2是另一个延迟燃烧、控制放热反应的位置并且充分骤 冷恢复反应器床的示例性再生床反应器系统的图解说明。图3说明了示例性气体分配器的轴向视图。图4说明了示例性的气体/蒸汽混合器和用于控制燃烧的 通道的横截面视图。图4a是图4 一部分的剪切视图。图5是说明了本发明实施方案的简化工艺流程图。
发明详述"转化"和"进行转化" 一词这里广泛的限定为包括烃物
断裂开，变换和/或重整:、并且可以任:选包'括通过;化、氢化、稀释剂
和/或汽提剂中的 一种或几种的补充。正如这里使用的，表述"实质上不含非挥发性物质"表示 在蒸气相中非挥发性物质的浓度降低到极低的水平。那些本领域技术 人员知晓难以实现从烃原料例如原油中完全分离非挥发性的物质。作 为结果，蒸气相可以包含痕量的非挥发性物质。因此，在本发明的上 下文中，其目的在于蒸气相不包含非挥发性的物质，可以认识到的是 蒸气相可以包含可接受的痕量的非挥发性的物质，例如典型的为2 ppmw或更少的量，但是还应认识到其实质上不含非挥发性的物质。分 离的蒸气相优选含有少于1 ppmw的非挥发性物质。更优选，蒸气相包^^少于0. 5 ppmw的非挥发性物质。对于特殊应用，变量例如热解条件 和反应器设计将会规定对于在蒸气相中非挥发性物质带出的大约阈值
截止o图5说明了本发明非限制行实施方案的简化示意流程图， 其包括通过进口管线(1)将曱烷(2)和其中包含非挥发性組分的烃 原料进料或输送到热单元/区域(3)中。优选曱烷与烃物料的摩尔比 可以在大约1到大约5的范围内。即，在进入反应器系统的加热的、 热解反应区时，例如进入其中发生热解反应化学或转化的反应区域， 添加到径原料或分离的蒸气相中的甲炕的量优选导致曱烷与分离的蒸 气相的摩尔比为大约1: 1到大约5: 1。实质上，包含挥发性物质和非 挥发性物质两者的混合物的任何烃原料可以有利的用于本方法中。这 种原料的实例包括如下物质中的一种或多种蒸汽裂解瓦斯油和残留 物，瓦斯油，加热油，喷射燃料，柴油，煤油，汽油，焦化器石脑油， 蒸汽裂解的石脑油，催化裂解的石脑油，氢化裂解物，重整油，剩余 液重整油，费-托液，费-托气，天然汽油，蒸馏物，石脑油，原油， 常压管式炉底馏分，包括底馏分的真空管式炉物流，未处理的石脑油， 宽沸程的石脑油，来自精炼厂的重质处理过的烃物流，真空瓦斯油， 重质瓦斯油，由原油污染的石脑油，常压渣油，重质渣油，G类/残留 物混合物，冷凝物，污染的冷凝物，石脑油残留物混合物以及它们的 混合物。烃原料可以具有至少400°F (20CTC )标称终沸点(例如大于 或等于40G。F，例如超过12Q0。F且甚至超过15Q0。F )并且将通常具有 至少500。F ( 260°C )的标称终沸点。 一些优选的烃原料包括原油，常 压残油，污染的冷凝物和瓦斯油蒸馏物，焦油，燃料油和循环油。曱
料材料，例如成乙炔，包括天然气混合物，其他石油烷烃，石油蒸馏 物，煤油，喷射燃料，燃料油，加热油，柴油燃料和瓦斯油，汽油以 及醇。优选的共物料可以是可以作为氢供体稀释剂的烃组分，例如四 氢萘和二氢蒽，氢化芘或氢处理的蒸汽裂解焦油。优选，物料在引入 到反应器系统的温度和压力下处于蒸气或气态状态。
通过精炼加工的烃物流，例如石脑油、瓦斯油等，可以是 合适的反应器物料。如果在它们输送到热解设备中其被形成灰分的组 分污染，本发明的方法将净化该物料。但是，使用典型的轻质精炼物 流会限制该方法的吸引力，因为与其他重质物料相比的该物料相对高 的成本。重质的，特别是芳香族物料典型的每单位重量具有较低的成 本，但是可以获得较低的乙炔和乙烯产率和较高的碳或焦油产率。由 于重质物料终的高芳香族组分，该物料具有更低的氢含量且在热解期 间，欠缺氢气的物料会形成焦油，焦炭或煤烟。重整期间甲烷共物料 的转化将提供额外的氢以方便分离的蒸气相从重质物料的更好转化。存在于烃原料中的非挥发性物质的量将取决于原料来源和 品质而变化。例如，污染物，满程真空瓦斯油，以及石油原油通常含 有相对高水平的非挥发性分子，例如至多20%重量的非挥发性物质。 其他原料甚至含更高浓度的非挥发性物质。典型的用于本发明方法中 的烃原料基于总的烃物料的重量可以包含大约5到大约40重量％的量 的非挥发性物质。进料氢气稀释剂或汽提剂将有助于补偿这部分不足 以方便制备优选的产物，例如乙烯、乙炔、氢气和曱烷。在加热单元(3)中，将烃原料加热到足以形成蒸气相和液 相的温度。烃原料的加热并不限制为任何特殊的技术。例如，加热可 以通过例如但不限于热交换、蒸汽注射、浸滑的加热盘管或点火加热 器的方法进行。在一些实施方案中，加热单元可以是单独的单元，例 如通过图5中元件(3)所示的，且在另一些实施方案中，加热单元可 以与分离单元(7)集成的或在其内部。对烃原料加热达到的温度将取 决于烃原料的组成、甲烷和/或氢气的浓度以及期望的区分蒸发馏分和 液态馏分的截止点而变化。通常，含非挥发性物质的烃原料包括液相 且将原料加热到至少50%的液相烃原料转化为蒸气相的温度，优选超 过90重量％且更优选超过98重量％的烃原料都蒸发了。示例性的分 离温度可以在400。F到1200。F ( 200。C到650°C )的范围内。优选，将 烃原料加热至450°F到1000°F ( 230。C到540°C )的温度，且更优选为 500°F到950°F (26(TC到510°C )。由于包含在烃原料中的非挥发性物质实质上是不挥发的，它们残留在非挥发性的液相中。每个蒸气相/ 液相中的非挥发性物质的馏分是烃分压和将烃原料加热达到的温度两
者的函数。期望的是大约50到98%重量的烃原料是蒸气相。仍然更 优选的是至少90重量％的原料将挥发进入蒸气相。对于重质原料，蒸 发实质上全部的原料可能是更困难的。为了标识的目的，分离的物料 物流的蒸发的或挥发的馏分在这里指的是分离的蒸气相，即使这种馏 分在进料到热解炉中之前是完全或全部冷凝，部分冷却或冷凝，储存 和/或后来再蒸发。优选将分离的蒸气相以蒸气/气相的形式进料到热 解炉中。仍然参见图5,对于具有外部或单独加热和分离单元的实 施方案，加热的原料通过管线(5)输送到分离单元(7),在其中将 蒸气相与液相分离。对于集成的或内部加热单元，在蒸气-液体分离单 元中将蒸气相与液相分离。适合用于将蒸气相与液相分离的设备的实 例包括分出鼓(例如实质上是任何蒸气-液分离器)，闪蒸鼓，蒸馏塔 /单元，鼓中具有加热装置的闪蒸鼓，分出鼓中具有加热装置的分出鼓 以及它们的联合。示例性的加热装置包括直接点火加热器，蒸汽，对 流加热，热交换器，辐射加热，电阻加热或其他加热来源。在许多实 施方案中，重要的是影响进料流分离步骤以至于蒸气相实质上不含非 挥发性物质，例如基于分离的蒸气相的总重量，有少于1重量％的非 挥发性物质带入到分离的蒸气相中，这实质上在分离容器处或其出口 附近测定。此外，带入到蒸气相中的非挥发性物质将栽入到热解反应 器中以及可以导致焦化和/或灰分问题。加热单元(3)和分离单元(7)相对热解反应器系统位于 上游处。上游仅表示烃物料首先分离成蒸汽和液相，且然后蒸气相传 递到热解反应器。还可以有中间步骤或过程，例如，举例来说，裂解 前将氢气引入到蒸气相和/或蒸气相的氢化。虽然加热单元和分离单元 在图5中描述为单独的单元，它们可以合并成单一单元("加热/分离 单元")。合适的加热/分离单元的实例包括精馏塔，分流器和减粘裂 化炉，以及在鼓中具有用于加热烃原料的装置的分出鼓和闪蒸鼓。合适的用于加热包含在加热/分离单元中的烃原料的技术的实例包括将 氢气注入到存在于加热/分离单元中存在的烃原料中，在氢化单元/过 程中加热，以及浸没在存在于加热/分离单元中的液态烃原料中的加热 器。此外且优选，点火加热器可以用于加热烃原料。含非挥发性物质 的烃原料的加热可以通过例如点火加热器，热交换器(内部或外部， 包括但不限于常规的热交换器，浸没式内部盘管或部件，对流或辐射 加热，感应加热，和/或来自反应体系的热)，蒸汽注射和/或它们的
联合进行。虽然图5中加热单元(3)和分离单元(7)作为分别独立 的和单独的单元显示，这些单元中的每一个可以选择性的包括多个单 元，例如分离单元可以包括超过一个的分出鼓，分离器和/或闪蒸鼓。 正如以下讨论的，加热单元(3)和分离单元(7)还可以实质上合并 或者集成为共用单元。对于一些方法的实施方案，其可以优选在分离单元(7)中 保持确定的蒸气和液体恒定的比，或者视情况可以是加热/分离单元， 但是这种比值难以测量和控制。然而，分离之前加热的原料的温度可 以用作测量、控制和保持在单元中大致恒定的蒸气与液体的比值的间 接参数。理想的，原料温度越高，将会蒸发并且作为蒸气相的一部分 用于裂解的烃的百分数就越高。但是，当原料的温度过高，非挥发性 物质例如焦炭前体会存在于蒸气相中且带入对流反应器管道中，最后 使管道焦炭化和/或灰化。但是氢气稀释剂和/或甲烷共物料将有助于 抑制焦炭前体的形成或者至少使它是令人愉快的，因为在反应器中生 成的额外的游离氢气将便于在反应器中燃尽焦炭。但是在反应器中灰 化也是应该避免的。物料分离步骤的主要目的在于除去灰化前体。相 反的，如果加热的原料的温度过低，这会导致低的蒸气与液体比值且 更多挥发性的烃保留在液相中并且不能获得用于裂化。与那些缺少氢气和/或曱烷的分离步骤相比，将甲烷共物料
和/或氩气稀释剂添加到分离器中允许升高分离步骤和容器的温度。由 此，与缺少氢气稀释剂的物料相比，将甲烷或其它共物料和任选的氢 气稀释剂或另一种氢供体稀释剂(例如萘)进料到分离器中能够挥发
14更高百分数的烃物料而不形成难以处理的灰分/焦炭前体。但是，曱烷， 蒸汽，氢气或其它添加剂还可以实质上在反应器的加热反应区域的上 游过程的任何位置引入到烃物流中。例如，这些添加剂可以在分离步 骤上游，分离步骤期间、在分离的蒸气相中分离之后引入，进入反应 器系统和/或它们的联合，这取决于使用的特殊过程的化学过程，操作 条件和原料性质。加热原料的最大分离温度还可以取决于烃原料的组成。如 果原料含有更高量的低级烃，原料的分离温度可以更低而蒸发可接受 百分比的物料。如果原料含有较高量的挥发性小或更高沸点的烃，原 料的温度可以加热到更高的值用于分离，但是还可能需要氢气稀释剂。 例如，对于真空瓦斯油物料，加热的物料流的温度可以典型的保持在 400。F ( 200°C )到1200。F ( 650。C )的范围内。除了温度，通常期望的是实质上保持恒定的烃分压以便在 分离容器中实质上保持蒸气和液体的比恒定。典型的，用于加热物料 流的烃分压取决于存在于或与物料混合的氢或其它汽提剂的量。在本 发明方法的一个方面，优选将甲烷与烃物料流在分离步骤的上游合并 或者直接进入分离步骤中。类似的，也可以将氢气在分离步骤的上游 或在分离步骤中加入到烃物流中。将曱烷添加到物流中有助于在加热 分离步骤中改进烃物料的蒸汽化和分离。额外的曱烷和氢气也可以添 加到分离的蒸气物流中和/或直接添加到热解反应器中。在分离步骤中制备的蒸气相的量可以广泛的不同，这取决 于应用和原料的输入速率。例如，在一些应用中，蒸气流速可以是仅 具有部分热解反应器负荷的蒸气流速，而在其它的应用中，蒸气流速 可以同时装栽多个(两个或多个)热解反应器。此外，在一些应用中 蒸气相的流速可以超过用于特殊安装的反应器的装载容量，由此过量 的蒸气馏分可以冷凝和储备用于后续蒸汽裂解和/或作为热解反应器 物料，或者送到其它应用或用途中。例如，冷凝的原料可以储存用于 至少一天、 一周或甚至更长的时间，例如在罐中或其它储存容器中， 或者作为物料传动到其它过程中。总热解反应器装载容量的测定可通过本领域技术人员测定。例如，总装载容量可以由加热需求、流动容 量、反应需要等计算。热解容量有时候通过反应器的热输出能力以及 通过反应器系统使用和除去热量的效率限制。在一些实施方案中，本 发明的方法包括使用多个热解反应器，例如至少两个热解反应器系统， 包括至少第一热解反应器系统，且分离的蒸气相的量超过了第一热解 反应器系统的反应器容量。因此，额外的反应器可以用于处理输送用 于热解的蒸气相物料的总容量。例如，单独的加热器-分离器体系可以 进料到两个或几个反应器系统，例如反应器系统的釜。仍然参见图5，含非挥发性物质的液相可以从分离区(7) 中作为底部物流卸料或除去，例如通过管线(9)。这种材料可以作为 燃料油出售或其它加工，例如进行流化催化裂解(FCC)，焦化，或 POX以便制备更高价值的产物等。除了非挥发性物质液相还可以包含 树脂。树脂与非挥发性物质的不同之处在于具有低分子量、较少的多 核芳香族化合物、在脂肪族烃中有更高溶解度且金属含量更低。分离的蒸气相可以从分离单元(7)中作为顶部馏出物流通 过管线(11)流出并且送到一个或多个(两个或多个)热解反应器， 例如图5所示，描述了两个反应器作为热解反应器系统(17)和(19)。 分离的、蒸发的烃可以包括不同浓度的伴生气体，例如乙烷和其它烷 烃。蒸发的馏分还可以包括杂质，例如H2S和/或氮气，且可以在进料 到反应器系统之前脱硫。曱烷，包括含曱烷的物料(2)实质上可以在 从，和包括分离器(7)到热解单元(l7) ( 19)的任何点混合(例如 混合、引入、进料、或其它的合并)到分离的蒸气相管线中。方便的 用于引入含甲烷的物料的位置可以是输送管线(11),例如通过曱烷 进料管线(2)说明的。如果曱烷来源是包含甲烷的烃物流，该物流将 包含至少10重量％的曱烷，优选含至少30重量％的甲烷，且更优选 含至少50重量％的曱烷。其它烷烃，例如乙烷也可以存在。虽然显示 了两个热解反应器，在一些应用中也可以使用三个或多个热解反应器。 选择性的，实质上不含非挥发性物质的蒸气相可以通过管线(21)除 去，在冷却单元(23)中冷却为液体，且然后通过管线(")输送到
16储存单元(27)中。虽然在图5中冷却单元和储存单元都作为单独的 单元描述，在其它应用中它们可以包含共同的(例如实质上集成的或 合并的)热分离器单元。共同的加热器-分离器单元可以包括，例如以 下的一个或多个精馏塔，在鼓中具有加热装置的闪蒸鼓，在分出鼓 中具有加热装置的分出鼓，以及它们的联合。 一些装置还可以包括多 个共用的单元用于供应一个或几个反应器系统。同样的，冷却单元和/或储存单元中的每一个可以包括一个 或几个这种各自的单元，例如储存单元可以包括多个釜。液体(或其 中的一部分)可以从储存单元(27 )中通过管线(29 )输送到管线(11 、 中并且之后实质上平行流动传递或输送到热解反应器(17)和(19) 中，例如通过管线(13)和(15)。然后裂解反应产物可以输送到分 离产物的过程中，例如通过输出管线(49)和(51)。正如示例性的图5所示，分离单元(7)(具有或不具有临 时储存单元(27))中来自分离的蒸发相或馏分和曱烷(2)可以用进 料管线(11)输送到一个或几个热解反应器系统中，例如反应器系统 (17)和(19)所示，例如通过管线(13)和(15)。通过管线(13) 和/或(15)进料的曱烷(2)和分离的蒸气相引入各自的反应器系统 中并且加热到足以将曱烷和蒸气物流转化或裂解为更高价值烃，例如 乙炔的混合物的温度。选择性的，共进料的曱烷可以与分离的蒸气相 一起直接引入反应器系统(17)和(19)的每一个的第二反应器中。根据优选的方法，甲烷和分离的蒸气物料暴露于反应器系 统中先前加热的热点或反应区选择确定的适当停留时间(典型的少于 1.0秒，通常少于O. 5秒，且经常少于O. l秒，而优选的范围为优选 1-100 ms)并且然后骤冷以停止反应而在裂解产物物流中提供对优选 的烂产物混合物或热解产物的期望的选择性。较长的反应时间倾向于 有利于焦炭的形成。在许多优选的应用中，反应将允许进行足够的时 间以使蒸气相烃裂解成更小的组分，例如曱基基团(例如C仏，CH3,和 CH2)和氢自由基。至少一部分甲烷在反应器系统中转化为乙炔热解产 物。至少一部分引入的或中间制备的甲烷或甲基自由基在反应器系统中转化为乙炔热解产物。芳香族分子可以类似的转化为乙炔或丁二炔 自由基热解产物。甲烷共物料可以进一步有助于形成氢自由基，其可 以帮助抑制焦炭并且有助于反应的进行以形成乙炔。典型优选的过程 还可以包括在最后的裂解产物物流混合物中对乙炔的相对高选择性
(>50重量％ )。其它可以由优选的方法产生的示例性产物可以包括 氢气和曱烷，其与一些其它组分在一起，例如残留的焦炭。蒸发的物 料流的一些组分可以在反应器系统中直接转化为乙炔。例如，在高度 激烈的再生性反应器中，高温将开始断裂脂肪族或非芳香族连的碳或 甲烷自由基，而物料中的芳香族化合物可以直接重整为乙炔或丁二炔。 优选，反应器系统中发生了足够的骤冷使得并不需要单独的额外的骤 冷步骤(例如热交换器等)以停止来自超过对乙炔热解产物高度选择 性制备的运转的转化。裂解的产物混合物可以包括非常多种的气态烃， 例如从甲烷到焦炭，且可以包括饱和的，单不饱和的、多不饱和的和 芳香族化合物。在一些方面，在蒸气相或液相中制备的热解产物是可 以容易氢化为烯烃，例如乙烯的稀释的乙炔物流(主要是乙炔，还有 一些氢气和未反应的甲烷)。乙炔氢化反应器可以是例如使用已知氢 化加工催化剂的标准固定床。在另一种示例性的方法中，来自分离过程的蒸发的物流可 以包括烃的混合物，例如脂肪族、环烷类和芳香族化合物。这种蒸气 物流可以冷凝并且储存用于后面进料到再生反应器系统中或进料到实 质上不通过中间冷凝步骤进行的反应器系统中。再生性反应器可以根 据再生过程加热，由此放热反应组分例如燃料和氧化剂引入并且在反 应器中反应以便加热反应器介质，及将获得的反应产物由反应器中除 去。然后蒸发的物料和甲烷可以引入或传递通过反应器中的加热区。典型的条件可以包括0. 001到1. O秒的停留时间，且可以 典型的包括例如大约5到50 psia ( 34到345 kPa )的压力。在一些 实施方案中，反应器条件可以是真空压力，例如少于15 psia(103 kPa)。裂解的热解产物可以从反应器系统中除去，例如通过管线49反应器系统还可以包括另外的进料管线(未显示)，例如燃料和氧化 剂物料，汽提剂物料，排气管线等。根据本发明的再生性热解反应器系统通常是比常规用于商 业蒸汽裂解操作的典型蒸汽裂解类型的烃体系具有更高温度的烃热解 反应器系统。例如，商业石脑油蒸汽裂解操作典型的在熔炉辐射盘管 输出温度小于大约815'C ( 1500。F)下操作。但是，本发明涉及的"再 生性热解反应器系统"指的是将要转化的烃物流(例如分离的蒸气相) 加热到至少1200°C ( 2192°F)的温度的循环(再生的)热烃热解体系， 优选超过1400。C ( 2552。F),更优选超过15Q0'C ( 2732。F),或者对 于一些应用，甚至更优选超过1700°C ( 3092。F)。在一些反应中，甚 至可以更优选在非常短的时间段内加热物料，例如少于O. l秒，将其 加热到超过20Q0。C ( 3632。F)的温度。得益于除烃蒸汽以外的共物料
(2552°F)用于曱烷的反应或转化。优选的示例性的过程可以在反应 器中热解物料流，例如在大约1500到大约1900。C的温度下，且更优 选为大约1600到大约1700°C。示例性的停留时间优选是短的，例如 少于0. 1秒且优选少于大约5毫秒。在一些方面，甲烷和分离的蒸气 相的转化或裂解可以在氢气、氢化物、其它烃和/或其它稀释剂或汽提 剂的存在下进行。蒸气馏分转化为更高价值的烃例如乙炔典型的需要 高的重整温度，在过去这对于商业和效率是显著的障碍。本发明人的至少一部分发明是认识到必需的高温可以通 过在填充床体系的中间制造高温热气泡获得。这种热气泡可以通过两 步过程产生，其中将热量(1 )通过延迟的、原位燃烧添加到反应器床 中，以及然后(2)从床中通过原位吸热重整除去。本发明关键的益处 在于在可以长期忍受这种条件的反应区中一致地管理和限制高温气泡
(例如〉1600。C )的能力。本发明的方法提供了在商业规模上有用和可 操作的实质连续操作、大规模、循环再生性反应器体系，因此克服了 现有技术的限制。再生性反应器系统或方法通常可以描述为再生性反应器中的烃热解或者更具体地通过在再生性反应器系统中烃的热热解使挥发 的烃物料转化为乙炔或其它热解产物。 一个示例性再生性热解反应器 系统包括第一和第二反应器并且包括逆转流类型的再生性热解反应器
系统，例如图1 (a)和1 (b)中所示的。在一个优选的装置中，第一 和第二反应器相对于普通的流动路径，其可以在相互有关的串流关系 中定向，并且更优选沿着通常的中心轴。通常的轴可以是水平的、垂 直的或其它的。再生性热解反应器是循环反应器，由此在循环的第一 部分中材料可以流动并且在通过反应器的一个方向上反应一段时间， 例如生成和传递热到反应器介质，并且然后在循环的第二部分，相同 的和/或其它材料可以通过反应器进料以便响应热而反应并且因此制 备热解产物。在逆转流类型的再生性热解反应器中，在循环的第二部 分期间材料在与循环的第一部分中材料的流动方向相反的方向上流 动。再生性热解反应器系统包含反应区，其包括反应器的加热的或热 的区域，其中发生大部分的高温反应化学过程，以及用于从反应产物 中吸收热并且通过冷却反应产物骤冷和停止反应过程的骤冷区。将至 少 一 部分传递到或进料到反应器系统中的分离的蒸气物料(和优选至 少一部分共进料的曱烷)通常(i)在反应区中裂解以形成热解产物， 以及(ii)裂解反应产物在骤冷区及时骤冷以便在期望的热解制备步 骤中停止反应由此获得热解产物。如果反应没有及时骤冷，该反应可 以连续断裂分子成为焦炭，它们的元素成分或并不期望的产物组分。本发明包括一种方法，其中第一和第二原位燃烧的反应物 都分别的，但是优选实质上同时穿过骤冷反应器床(例如第一反应器 床)，实质上通过独立的流动路径(通道)，以获得第一和第二反应 物总的合并重量的骤冷(冷却)效应。(虽然仅讨论了第一个第二反 应物，再生性反应还可以包括额外的反应物和反应物流动通道。)在 反应物到达反应器系统中的指定位置并且在放热反应区(例如燃烧区) 相互反应之前，它们还同时通过热骤冷床加热。第一和第二反应物的 这种延迟的燃烧允许将原位的放热再生反应的开始布置在反应器系统 中期望的位置。
允许反应物在反应区中合并或混合以便在其中燃烧，原位 的并且在反应器系统的内部生成高温区或热气泡(例如1500-1700 °C )。优选，该合并通过混合反应物的反应物混合器加强以便在期望 的位置上促进实质上完全燃烧/反应，且反应器优选位于第一和第二反 应器之间。燃烧过程在足够长的期间发生，使得第一和第二反应物通 过第一反应器的流动也用于替换通过反应产生的热量(例如热气泡) 的的实质性的部分(正如期望的)，进入并且至少部分通过第二反应 器，但是优选不是所有的路途通过第二反应器以避免热量浪费和第二 反应器的过热。废气可以通过第二反应器排出，但是优选大部分的热 保留在第二反应器中。在再生步骤中转移进入第二反应器的热的量也 通过期望的暴露时间或空速进行限制或确定，使得挥发的烃物料气体 将到达重整，高温第二反应器介质将挥发性烃和其它烃类转化为乙炔。再生或加热第二反应器介质之后，在下一个/相反的步骤或 循环中，来自先前讨论的分离步骤的曱烷和挥发的烃馏分进料或流动 通过第二反应器，优选从与在加热步骤期间流动的方向相反的方向。 曱烷和挥发的烃接触热的第二反应器和混合器介质，在热气泡区，将 热传递给挥发的烃用做反应能量。除了不浪费热量，实质上使重整器/ 第二反应器床过热可以相反的导致延长的反应，其在乙炔生成点之后 裂解烃、将它断裂成它的元素组分。因此，在再生步骤添加到床中的 热量的总量将不会超过如下需要的热量总和(a)维持重整反应用于 使供应的烃吸热转化为乙炔持续一段合适的时间，正如通过许多因素 测定，例如反应器尺寸，大小，蒸气流速，使用的温度，期望的接触 时间，循环持续时间等，以及(b)作为通过反应器壁的传导损失以及 随离开的产物的对流损失两者来自系统的热量损失。储存在反应器系 统中的热量总量虽然通常是比在任何单独的循环上最小转化所需要的 热量更多的热量。但是，期望的是避免具有温度的气泡过大以至于在 该温度下停留时间变得过长。正如通常对反应器系统所做的，正常的 实验和精炼的调整以及测量可以制成反应器系统以获得反应器条件的 最佳设定。
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在优选的实施方案中，反应器系统可以描述为包括两个区 域/反应器(1 )热复原(第一 )区域/反应器，和(2 )重整(第二 ) 区域/反应器。作为催化剂其优选并不需要促进重整烃蒸气为乙炔，因 此在大多数优选的实施方案中，在反应器床中并不存在催化剂。但是， 可以有一些得益于催化剂存在的应用以获得某些范围内的重整性能且 这些实施方案在本发明的范围内。再生床反应器系统的基本两步骤不对称循环按照具有两个 区域/反应器的反应器系统在图la和lb中描述；第一或复原器/骤冷 区(7)和第二或反应/重整区(1)。反应区(1)和复原器区(7)都 包含再生床。再生床，正如这里使用的，包括有效的储存和传递热量 的材料。术语再生性反应器表示也可以用于进行化学反应的再生介质。
再生床可以包括基床或填装材料例如玻璃或陶瓷珠粒或球体，金属珠 粒或球体，陶瓷(包括氧化锆)或金属蜂窝材料，陶瓷管，挤出的单 块整料以及类似物，只要它们能够保持完整性，功能性并且经受长时 间暴露于超过1200°C ( 2192。F)的温度，优选超过1500°C ( 2732°F), 更优选超过17Q(TC ( 3092。F),且甚至更优选超过2GG(TC ( 3632。F) 的操作极限。如图la所示，在循环的"反应"步骤开始时，反应区(1) 的次级末端(5)(这里又称为重整器或第二反应器)在与反应床(1) 的主要末端(3)相比处于升高的温度下，且复原器或骤冷区(7)的 至少一部分(包括第一末端(9))处于比反应区(1)更低的温度下 以便为合成气体反应产物提供骤冷效果。包含反应物物料的烃且优选 还包括稀释剂或汽提剂，例如氢气或蒸汽通过导管(15)引入到重整 或反应区(1)的主要末端(3)中。由此，在一个优选的实施方案中， 热解一词包括水热解。来自入口 ( 15 )的物料流从重整器床(1 )吸收热量并且 吸热地反应以制备期望的乙炔产物。随着这一步骤的进行，基于体系 的热传递性质产生了温度轮廓(2)的移动，如箭头所示。当用适当的 热传递容量设计床时，这一轮廓具有相对尖锐的温度梯度，这种梯度将随着步骤的进行运动越过反应区(1)。温度梯度轮廓越尖锐，反应 越好控制。在升高的温度下反应气体通过次级末端(5 )退出反应区(1 ) 并且穿过复原反应器(7 )，进入通过第二末端(11 )，并且作为包含 乙炔、 一些未转化的甲基和氢气的合成气体退出第一末端(9)。复原 器(7)最初比反应区(1)的温度低。随着合成的反应气体穿过复原 器区(7)，该气体骤冷或冷却到接近第一末端(9)的复原器区的温 度，其在一些实施方案中优选为大约与在循环的第二个步骤期间通过 管道(19)引入到复原器区(7)的再生物料相同的温度。随着反应气 体在复原器区(7)的冷却，在区域的再生床中形成温度梯度(4)并 且在这一步骤期间运动越过复原器区(7)。骤冷加热了复原器(7)， 其必须在第二个步骤中再次冷却以便随后提供另一个骤冷服务并且阻 止热气泡的尺寸和位置穿过骤冷反应器(7)的逐渐增长。在骤冷之后， 反应气体通过管道(17)在(9)退出复原器并且处理用于多种组分的 分离和回收。循环的第二个步骤，指的是再生步骤，之后通过管道U9) 再引入第一和第二再生反应物而开始。第一和第二反应物分别穿过热 的复原器(7)到复原器(7)的第二末端(11)，其中它们合并用于 进行吸热反应或在反应器系统的中心区域(13)中或附近燃烧。图lb说明了再生步骤。再生需要将回收的显热从复原器区 (7 )传递到反应区(1 )以便热再生反应床(1 )用于后续的反应循环。 再生气体/反应物进入复原器区(7)例如通过管道(19),并且流动 通过再生器区(7)和进入反应区(1)中。在进行这一操作中，温度 梯度(6)和(8)可以如图1 (b)中示例性曲线图上的箭头所示移动 穿过该床，这与图1 (a)中反应循环期间发展的温度梯度的图表的方 向相似但是与之相反。燃料和氧化剂反应物可以在邻近复原器区(7) 和反应区(1 )的界面(13)的区域中燃烧。从复原器区回收的热量与 燃烧的热量一起传递到反应区，热再生布置在其中的再生性反应床m 。
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在本发明优选的实施方案中，第一反应物，例如烃燃料沿 第一反应器床(7 )中的某些通道(每个通道优选包括包含多个管道的 反应物流动途径)向下导引。在一个实施方案中，该通道包括一个或 几个蜂窝状单块类型的结构。蜂窝状单块包括通常在反应工艺中已知
的挤出多孔性结构，例如在催化转化器中等。这里广泛使用的"蜂窝 状" 一词指的是多孔横截面形状，其包括通过挤出单块的多个流动通 道或管道并且并不意指将结构或形状限制为任何特殊的形状。当提供 接触时间和热传递时，蜂窝状的单块能够提供低压力损失传递。优选 在区域之间(如在第一和第二反应器之间的介质之间或之中)使用混 合器以便能够实现或协助在混合器中和/或其之后的燃烧。第一通道和 第二通道中的每一个通过广泛的限定为表示各自的传导管道或流动途 径，通过它反应物和合成气中的一个流动通过第一反应器床(7)并且 可以包括单一管道或更优选且更可能的多个管道(例如数十个、上百 个或者甚至上千个实质上平行的管道或管子)，它们接收物料，例如 由气体/蒸气分配器喷嘴或专门的反应物端口 。每个管道通常可以具有任何横截面形状，虽然通常圆形的 或夫见则的多边形一黄截面形状可以,是优选的。每一个通道可以优选提供 穿过反应器介质的实质上平行，通常共同的流动。因此，第一通道仅 可以是单独的通道，但是更可能是许多个管道，(取决于反应器尺寸， 流动速率，管道尺寸等)，例如，如图2所示。通道优选包括多个管 道，其每个都获得和传输反应物，例如通过气体分配器中的喷嘴传递。 管道可以在交叉流动方面沿着流动路径(例如并不流体连通)相互分 离，或者它们可以实质上分离，以便通过管道壁到邻近管道的反应物 渗透实质上与反应物流动分离不相符合。 一个优选的反应器实施方案 包括多个部分，由此每个部分包括第一通道和第二通道，以便在退出 反应器之后，各自的第 一反应物与各自的第二反应物在相关的混合器 部分中混合。包括多个部分以提供经过反应器系统全部横截面区域的 良好热分布。参见图4，混合器部分(45),例如，可以混合从多个排200880023018.6
说明书第21/35页 列在特殊部分中的蜂窝状单块流出的反应物。每个单块优选包括多个 (多于一个)管道。输送第一反应物的管道的集合组可以考虑第一通 道并且特殊的反应器部分可以包括传输第一反应物考虑的单块和/或
管道的多个集合组，由此该部分包括用于第一反应物的通道。同样的， 第二反应物也可以流动通过一个或几个该部分中的单块，共同构建第 二通道。因此，广泛使用的"通道" 一词包括传输至少第一或第二反 应物的管道或管道集合组。反应器部分可以仅包括第一和第二通道或 多个用于第一和笫二反应物中的每一个的多种流动途径的通道。然后
混合器部分(45 )可以收集来自两个或多个通道的反应物气体。优选， 混合物部分(45 )将混合来自 一个第 一通道和一个第二通道的流出物。
公认的是在一些优选的实施方案中，通道中的一些或者甚
至多个管道将可能传送第 一和第二反应物的混合物，至少部分是由于 在第一反应器的第一末端(17)的混合。但是，传送第一和第二反应 物的可燃烧混合物的管道的数量足够低以至于大部分化学计量的可反 应的反应物将不会反应直到退出第 一反应器的第二末端。传送反应物 混合物的这些管道中燃烧或放热反应的初始轴向定位通过温度、时间 和流体动力学联合控制。燃料和氧气通常需要温度依赖性和混合物依 赖性的自动点火时间以便燃烧。仍然虽然一些反应将可能在传送反应 物的混合物的管道的轴向部分中发生。但是，这种反应是可接受的， 因为这种反应具有的管道的数量足够少使得对反应器中的总体热平衡 仅仅有可接受的或不合理水平的效果。应当设计特殊反应器系统的设 计细节以至于避免管道中的反应物混合尽可能合理地多。根据本发明的方法要求对于贯穿反应器系统的循环反应物 和产物有并不高的压力变化。在一些优选的实施方案中，挥发的烃步 骤的重整或热解在相对低的压力下发生，例如小于大约50 psia，而 再生步骤也可以在相近的压力下进行，例如小于大约50 psia，或者 稍高，但是仍然是相对低的压力，例如小于大约250 psia。在一些优 选的实施方案中，挥发的烃热解步骤在大约5 psia到大约45 psia 的压力下进行，优选为大约15 psia到大约35 psia。大约7psia到
25大约35 psia和大约15 psia到大约45 psia的范围也是预期的。最 经济的范围可以通过本领域普通技术人员在本公开内容的内容中不超 过例行实验而确定。可以使用高于或低于上述公开的压力，虽然它们 可以是较小的效率。通过实例的方法，如果助燃空气从燃气涡轮提取 获得，它可以优选让再生在例如大约100 psia到大约250 psia的压 力下进行。但是，如果通过其它的实例，该过程使用通过鼓风机或送 风机获得则更经济，再生可以在更低例如15-45 psia的压力下进行。 在本发明的一个实施方案，热解和再生步骤的压力实质上是相同的， 两个步骤压力之间的差异小于大约10 psia。应当理解的是一些流动控制的方法(例如阀门，旋转反应 器床，止回阀，天窗，流动限流器，定时体系等)用于控制气体流动， 刺激、定时，并且在两种流体体系之间变换物理床。在再生步骤中， 空气和燃料必须从反应器系统中除去并且合并用于燃烧。空气可以通 过例如压缩机、吹风机或鼓风机除去，这取决于操作条件和期望的反 应器的位置。如果使用更高压力的空气，可以期望的是通过膨胀涡轮 使废气膨胀以回收机械能量。此外， 一些废气馏分可以再循环并且与 引入的空气混合。废气再循环(EGR)物流可以与第一反应器中的第一 反应物和第二反应物中的至少一种一起供应。这种EGR可以用于降低 再生物料的氧气含量，其可以降低再生物料的最大绝热火焰温度。在 缺乏EGR的情况中，CHJ空气混合物具有大约198(TC的最大绝热火焰 温度，IW空气混合物为大约2175°C。因此，即使通过限制燃料的流速 控制平均温度，任何差的稀释会导致接近最大火粉温度的局部热点。 使用EGR可以通过有效的增加伴随氧气分子的稀释剂例如N2 (以及燃 烧产物)的量降低最大热点温度。例如当将50%的过量空气用于燃烧时，对于Hf燃料/空气 燃烧的最大绝热火焰温度从大约3947。F ( 2175°C )降低到大约2984。F U64(TC)。将供应的空气的氧气含量降低到大约13%会使最大绝热 火焰温度为大约2984。F ( 1640°C )，不管局部混合效果。图l(a)说 明了重整或热解步骤和流动方案。烃物料流的分离的蒸气相转移到反应器系统的入口，或者在第二反应器中或者在进入第二反应器之前， 优选与作为稀释剂或汽提剂的氢气或者氢气来源混合或与之一起供 应，并且在通过再生步骤产生的高温热气泡中热解。在离开第二反应 器和任选的混合器之后，热解产物物流必须冷却或骤冷以便使转化过 程停止在乙炔或其它大致的阶段处。这一步骤的定时是重要的，因为 如果该反应不是及时且适当骤冷的， 一些期望的产物，例如乙炔将通 过反应传递并且热解产物并不具有对有价值的或期望的产物有期望的 选择性。但是一些热解产物仍然很少是最后用于方法输出的材料。生 产的热解产物，例如乙炔的优选用途是作为化工装置中物流工艺的中 间产物，在其它优选产物的路线中作为中间产物，例如乙烯酯，乙烯， 乙醛，丙醛和/或丙醇，丙烯酸等。典型的期望的热解产物可以是烯烃 和/或炔烂。
一些通常期望的烯烃可以包括乙烯，丙烯和/或丁烯。一 些通常期望的炔烃可以包括乙炔。骤冷后，合成的气体流可以提供给分离乙炔、甲烷、氬气 和其它气体的分离过程。回收的甲烷和氢气可以再循环用于在反应器 系统中的再次加工。单独的分离顺序可以将乙炔转化为其它最终产物。 这些产物中的每一种可以进一步加工以提供其它额外有用的产物，例 如乙醛是制备乙醇、乙酸、丁醛和/或丁醇的典型中间产物。乙烯是塑 料过剩的基本构建块，并且从体积和价值的观点来看可以典型的优选 用于制造乙炔。乙埽常规的由乙炔通过氢化制造。在本发明的一些实 施方案中，它还可以是发明性的挥发的转化过程的共同产物。另一种 高度有兴趣的产物是乙醇，其可以常规地通过首先将乙炔水化为乙醛 并且之后将乙醛氢化为乙醇制造。乙醇是令人感兴趣的，因为它易于 从遥远的位置传输并且易于脱水为乙烯。如果该制造在成本上足够低， 乙醇还可以适合用作发动机燃料。挥发的烃物流转化为乙炔留下了过量的氢气。理想的反应 是脂肪链转化为多个甲基基团并且继续通过曱基向乙炔进一步的转化 的热解反应。用于甲烷转化的示例性的反应为
2CH4— C2H2 + 3 &消耗大约+45 kcal/摩尔转化的CH4
正如以上反应所示的，氢气是本方法有价值的副产物。对 于更小的程度，乙烯和丙烯也是有价值的产物，其作为挥发性的烃到 更高级的烃的不完全还原的结果而制备。未反应的挥发性烃还是用于 回收的有价值的产物。因此，氢气的分离和回收，烯烃例如乙烯和丙 烯的分离和回收，以及未转化的挥发性烃蒸气物料的分离和回收在根 据本发明的方法中每个是单个和集合优选的步骤。未转化的挥发性烃 优选返回到水热解反应器中以至于它可以在第二次通过上转化。 一定 量的氢气还可以返回到足以控制产物分配的选择性的水热解反应器 中。由于氢气是在重整热解反应中制备的(不是消耗的)，有 必要净化来自过程的氢气。例如，曱烷到乙炔的转化，后来氢化为乙 烯，对于每个转化的C仏将产生大约一个H2。氢气具有大约57 Kcal/ 摩尔H2的燃烧热，因此来自过程的净化的氢气具有在需要作为再生燃 料范围内的加热价值。当然，如果存在对于剩余氢气的交替的、高价 值的利用，然后天然气会用作所有的或部分的再生燃料。但是剩余的 氢气可能在低压下获得并且可以可能含有曱烷和其它稀释剂。因此， 氢气用作再生燃料还可以理想的布置在遥远的位置。但是，重质物料 并不产生大量过量的氢气，且在一些情况中并不产生任何可感知体积 的过量氢气。产生的过量氢气的量将强烈的取决于原料的总体氢与碳 的比例且取决于期望的最终产物。例如，乙烯产物将产生比乙炔(乙 炔)产物更少过量的氢气。图2显示了可以在一些应用中适合的用于控制和推迟燃料 和氧化剂燃烧以获得有效的再生热的另一种示例性的反应器系统。图 2描述了单独的反应器系统，其在再生循环中操作。该发明性的反应 器系统包括两个反应器区和两个反应器。复原器(27)是主要发生骤 冷的区域并且实质上提供隔离的流动途径和通道用于传送骤冷的反应 气体通过反应器介质，而不会导致燃烧，直到气体到达图1中邻近反 应器中心(13)处和到达其中。重整器(2)是其中再生加热和挥发性 的烃重整主要发生的反应器，且其可以作为用于本发明目的的第二反应器。虽然在反应器系统中的第一和第二反应器看作是可个别区分的 反应器，可以理解的且在本发明的范围内，第一和第二反应器可以是 制造的、提供的和其它合并成普通单独的反应器床，由此反应器系统 可以描述为仅包括在反应器中整合两个循环的单独反应器。"第一反 应器"和"第二反应器" 一词仅指的是在反应器系统中各自的区域， 因此发生再生、重整、骤冷等步骤中的每一个并且不需要单独的组分 用于两个反应器。但是，最优选的实施方案将包括反应器系统，由此 复原器反应器包括如这里描述的管道和通道，且重整器反应器可以类 似的具有管道。其它优选的实施方案可以包括与复原器反应器床排列 不同并且甚至包括与复原器反应器床不同材料的重整器反应器床。重 整器或第二反应器的基床排列可以如需要提供或由应用规定和在此对 于重整器反应器没有特定的设计，关于本发明反应器系统的性能。挥
反应器设计。正如前面所讨论的，第一反应器或复原器(27)包括多个 气体管道(28)用于分别引导两种和几种气体向下进入复原器(27) 的第一末端(29)并且通过其中布置的再生床。第一气体(30)进入 多个流动管道(28)的第一末端。除了提供流动通道，管道(28)还 包括有效的流动障碍(例如其有效的用于例如管道壁)以防止第一和 笫二反应物之间的交叉流动和混合并且保持大部分的反应物有效的相 互分离直到允许混合。在本发明优选的实施方案中，复原器由一个或 多个挤出的蜂窝状单块组成。小的反应器可以包括单独的单块，而较 大的反应器可以包括多个单块，更大的反应器实质上可以用许多蜂窝 状的单块排列填充。本发明(其邻近第一反应器(7)的第一末端(9))中的 蜂窝状单块优选其特征在于具有在大约40%和80%之间的开放的正 面面积(或者几何空间体积)，并且具有每平方英寸大约50和2000 个孔的管道密度，更优选每平方英寸在大约100和1000个孔之间。(例 如，在一个实施方案中，管道可以具有仅有几毫米的直径，并且优选在大约1毫米的级别上。)反应器介质组分，例如单块或选择性的床 介质，基于用于转化反应物的第一反应器的体积，优选规定为第一个
第二通道中的至少一个并且优选两个通道包括用大约50 ft一到大约 3000 ft—i范围内的每单位体积平均潮湿的表面积包装，更优选为大约 100 ff到2500 ft—、且仍然更优选为大约200 "_1到2000 ft—'。这 些潮湿的面积值应用于用于第一和第二反应物的通道。这些每体积值 相对高的表面积可能优选用于许多实施方案以帮助获得通过反应器的 温度的相对快的改变，例如通常通过示例性温度梯度轮廓图中相对陡 的斜线表示，例如图l(a)、 1(b)和6中。快速的温度变化优选允优选的反应器介质组分还提供用于第一反应器中第一和第 二通道中的至少一种且更优选用于两个通道，以包括具有高体积热传 递系数的包装(例如超过或等于0. 02 cal/cm3s°C，优选超过大约0. 05 cal/cm3s°C,且最优选超过0. 10 cal/cm3s°C ),具有对流动低的阻力 (低的压力降)，具有在再生期间与遇到的最高温度范围一致的操作 温度，具有对热沖击高的耐受性，且具有高的本体热容量(例如至少 大约O. 10 cal/cm3°C,且优选大于约0. 20 cal/cm3°C )。由于具有高 的表面积值，这些相对高体积的热传递系数值和其它性质也可能优选
用于许多实施方案以便有助于获得通过反应器的温度的相对快的改 变，例如通常通过示例性的温度梯度轮廓图中相对陡的斜线表示，例 如图1 (a) 、 1 (b)和6中。快速的温度变化优选允许相对快的且一 致的反应骤冷以防止反应持续时间过长并且生成焦炭或碳的累计。引 用的值是基于用于反应物运送的反应器体积的平均值。选择性的实施方案可以使用并不是描述的且优选的蜂窝状 单块的反应器介质，例如由此通道管道/流动途径可以包括壁先前描述 的单块更多个曲折的路径(例如旋绕的，复杂的，缠绕的和/或盘巻的 但不是线形的或管状的)，包括但不限于迷宫，变化多样的流动途径， 管道，管子，狭槽和/或具有贯穿反应器一部分的通道的孔隙结构且可 以包括屏障部分，例如沿着部分的外表面或在附属部分中，实质上具
30有有效的对气体的渗透性，和/或适合用于防止反应物气体之间的交叉
流动并且保持第一个笫二反应物气体轴向通过复原器(27)时实质上 相互分离的其它方法。对于这些实施方案，复杂的流动途径可以产生 延长效果的流动途径，增加表面积，并且改进热传递。这种设计对于 具有穿过反应器的相对短的轴长度反应器的实施方案时优选的。轴向 较长的反应器的长度可以穿过反应器经历增加的压力降。但是对于这 些实施方案，多孔性和/或可渗透的介质可以包括例如，至少一个填充 床，排列的瓷砖，可渗透的固体介质，实质上蜂窝状类型的结构，纤 维状排列以及筛孔类型的晶格结构。可以优选的是介质基质为方便与 反应物和制备的气体良好的热交换提供了高的表面积。优选使用一些类型的设备或方法引导反应物中一种的流动 物流进入选择的管道部分。在图2的示例性实施方案中，气体分配器
(31) 指引第二气体物流(32)到实质上与第一气体通道间隔的或者 不在与第一气体通道流体交流的第二气体物流通道中，这里表示为通 道(33)。结果为至少一部分气体物流(33)与气体物流(30)在复 原器(27)轴向传送期间保持隔离。在优选的实施方案中，复原器区 域的再生床包括具有将第一反应物通道与第二反应物通道分隔的气体 或液体屏障的通道。因此，在燃烧区域中相互合并反应之前，输送至 少两个反应物气体的通道表示可以全部通过再生床，以便骤冷再生床， 将热量吸收进入反应物气体。通过保持反应物(30)和(32)实质上分离，本发明推迟 或控制由于放热反应产生的燃烧或其它热释放的位置。"实质上分离 的"表示至少50%，优选至少75%且更优选至少90%的反应物具有 最小的或有限的化学计量的可反应量的反应物，正如第一和第二反应 物流之间，到这些气体完成它们的复原器(27)的轴向输送的点并没 有通过反应而消耗。在这种方式中，大部分的第一反应物(30)与大 部分的第二反应物(32)保持分离，且大部分从合并反应物(30)和
(32) 的反应中释放的热不会产生，直到反应物开始退出复原器(27)。 优选反应物为气体，^f旦是一些反应物可以包含液体，混合物或蒸气相。
用于这些再生物流的反应的百分数表示可能基于全部物料 的化学计量的反应的百分数。例如，如果气体(30)包括100体积的 空气(80体积的化和20体积的02)，且气体(32)包括10体积的氢 气，然后最大化学计量的反应将会燃烧IO体积的氢气(H2)和5体积 的氧气(02)以制备IO体积的H20。在这种情况中，如果10体积的氢 气精确的在复原器区(27)中燃烧，这将表示100%的再生物流反应。 这不论残留的未反应的氧气是否存在，因为未反应的氧气以高于化学 计量所需要的量存在。因此，氢气是化学计量限制的组分。使用这一 解释，优选再生物流的少于50%的反应，更优选少于25%的反应，且 最优选少于10%的反应在复原器(27)的轴向传输中发生。在优选的实施方案中，通道(28)和(33)包括在操作的 空速条件下为制备图1中所示温度轮廓(4)和(8)提供足够热传递 能力的材料。足够的热传递速率的特征在于热传递参数ATHT低于大约 50(TC，更优选低于大约IO(TC且最优选低于大约50°C。正如这里使用
传递系数hv的比。足以用于复原的体积热传递速率(例如cal/cm3sec ) 计算为气体流动速率(例如gm/sec)与气体热容量(例如ca./gm。C) 以及期望的末端到末端的温度变化(除了任何反应，例如。C )的乘积， 且然后这数量除以气体穿过的复原器区(27)的体积(例如cm3)。通 道(28)中的ATht使用气体(30)、通道(33)与气体(32)计算， 和具有总气体的总复原器区(27)计算。床的体积热传递系数hv典型 的作为基于面积的系数(例如cal/cm2s°C )和用于热传递(av,例如 cmVcm3)的比表面积的乘积计算，通常指的是装填的潮湿面积。在优选的实施方案中，通道(28)和(33)包括陶瓷(包 括但不限于氧化锆)，氧化铝或其它能够耐受超过120(TC温度的难熔 材料，更优选为150(TC，且仍然更优选为170(TC。具有至多且超过 2000。C的工作温度的材料可以是优选，其中集中于达到床反应的绝热 最大温度用于持续的时间段，以便防止反应器床受到损害，只要项目 的经济和条件另外允许使用这种材料。在优选的实施方案中，通道(28 )和(33)具有50 ff和3000 ft—之间的潮湿面积，更优选在100 fT1 和2500 ff之间，且最优选在200 ft^和2000 ft—t之间。最优选， 通道机构(28)包括陶资蜂窝，具有在复原器反应器(27)的轴长度 上运转的通道。再次简要的参考图1 (a)和1 (b),本发明的反应器系统 包括包含第一末端(9)和第二末端(11)的第一反应器(7)，以及 包含主要末端(3)和次级末端(5)的第二反应器(1)。图1 (a)、 1 (b)和2说明的实施方案仅是简单的说明，仅提供用于解释的目的 并且并不意指表示全面的实施方案。对反应器的"末端"产生的参考 指的是相对于反应器的轴向中间点的反应器的末端部分。因此，提到 的气体进入或退出反应器的"末端，，，例如末端(9)仅表示气体可以 在反应器各自末端面和反应器中间点之间沿轴的各个点的任何一个， 但是更优选比中间点更接近末端面实质上进入或退出。关于不同的示例性的实施方案，图3说明了示例性的具有 孑L (36)的气体分配器(31)的轴向视图。参考图2和图3，孔(36) 可以引导第二反应物气体(32)优先到选择通道(33)。在优选的实 施方案中，孑L ( 36)与选择的通道(33)的开口/孔对准但是并不密封 它们。喷嘴或喷射器(未显示)可以加入到适合设计引导第二气体(32 ) 流动优先进入选择的通道(33)的孔(36)中。通过并不将气体分配 器孔(36)(或喷嘴/喷射器)"密封"到选择的通道(33)中，这些 通道可以在逆流或反应循环期间使用，增加体系的全面效率。这种"开 放的"气体分配器(31)可以优选用于许多应用，相对于"封闭"的 体系，以方便适应多个反应器系统，例如其中反应器/复原器床可以旋 转或另外涉及用于加工的气体物流的定位运动，例如采用旋转床类型 的反应器系统。当在"开放"的体系中的气体分配器喷嘴或孔(36)引导 反应物气体(32)的物流流向相关的进口通道和反应器(优选为蜂窝 状单块)中相关管道，反应物气体(32)的该物流的内含物随着横穿 复原器将典型的占有大量的蜂窝状管道(33)。这种结果是相对于单
33元蜂窝状管道的尺寸的反应器部分的尺寸和/或孔的尺寸的几何结果。
根据优选的实施方案，通过气体(32)占据的蜂窝状管道的特征可以 在于管道的集束，典型的沿着与孔(36)以及它流出气体(32)的物 流相同的轴定向。位于这种集束/通道附近的管道将包括高纯度的气体
(32)且因此将可能不支持放热反应。位于集束外部边缘附近的管道 将邻近运送其它反应物的管道(28)。在以上描述的"开放"的体系 中，第一气体(30)和第二气体(32)的一些混合在从孔(36 )流出 的气体(32)的每种物流的外围边缘附近将是不可避免的。因此，集 束外部边缘附近的一些管道(28)和(33)将承载一些量的第一气体
(30)和第二气体(32)。气体(30)和(32)之间的反应或燃烧在 气体完全穿过复原器(27)之前会在这些管道中发生。这种气体仍然 会被认为实质上是分离的，只要在复原器(27)中的再生物流的得到 的反应是具有最少或反应限制存在的化学计量的反应性反应物的少于 50%,优选少于25%,且最优选少于10%。在一些选择性的实施方案中，复原器反应器(27)可以包 括例如在全部穿过第 一反应器之前，允许更多混合或分散反应物的填 装床或泡沫单块材料(未显示)。在这种情况中，在复原器(27)中 可以发生额外的反应，因为在复原器中的混合是因为气体(30)和(32) 随着它们穿过其中而轴向分散。这也是可以接受的排列，只要在复原 器(27)中的再生物流的混合和后续的反应少于50%,优选少于25 %,且最优选少于10%。用于计算床介质中径向分散和混合的方法是 现有技术中已知的。在再生期间，第一气体(30)和第二气体(")通过通道
(28)和(33)穿过复原器区(27)。本发明关键的方面在于在再生 循环期间，在复原器区中储存的来自先前骤冷循环的热量传递给第一 和第二气体两者。然后将加热的气体引入到混合器(")中。该气体 混合器(44)位于复原器(27)和反应器(21)之间，用作混合再生 反应气体物流(30)和(32),优选在反应区(21)和混合器(44) 的界面处或附近。
混合器(44)优选由在高选择性和高转化速率(>50重量 %)下挥发的烃重整期间能够耐受期望在反应区中经历高温的材料构 建或建造。在优选的实施方案中，混合器(44)由能够耐受超过2190。F (1200°C )，更优选为2730。F ( 1500r )，且最优选为3t)90。F ( 1700 。C)的温度的材料构建。在优选的实施方案中，混合器设备(34)由 陶瓷材料例如氧化铝或金刚砂构成。图4说明了混合器(44)的一个构造的轴向视图，以及凝 涡类型的混合器(47)的一个示例性实施方案的剖面视图4a。示例性 的混合器(44)包括具有位于部分"5)中的漩涡混合器(47)的混 合器部分(45)。在优选的实施方案中，混合器部分(45)实质上在 横截面积中相等且凝涡混合器(47)通常在部分(45 )中的中心定位。 混合器部分(45)相对于反应器系统定位以分隔多个气体通道(28) 和(33)的气体流动。在优选的实施方案中，部分(45)可以各自具
有实质上相等的横截面积以方便截取来自实质上相等数目气体通道装 置(28)和(33)的气流。还在优选的实施方案中，气体通道(28) 和(33)分布在复原器反应器(27)中以至于部分(45)的每一个截 取来自第一气体通道装置(28)和第二气体通道装置(33)两者的基 本相等馏分的气流。用数学表达，可以将fAi限定为通过部分i包围的 总横截面积的分数，f^为通过部分i截取的总的通道装置(28)的分 数，且fm为通过部分i截取的总的通道装置(33)的分数。在优选 的实施方案中，对于每一个部分i, f^和fw的值将在Gi的值的大约 20%的范围内(即在大约0. 8和1. 2倍之间)，且更优选在大约10% 的范围内。可以进一步将fw限定为通过部分i截取的气流(30)的 分数，且将fm限定为通过部分i截取的气流(32)的分数。在更优 选的实施方案中，对于每一个部分i， f"i和f^的值将在f"的大约20 %的范围内，且更优选在大约10%的范围内。图4a说明了示例性的具有旋涡混合器(47 )的单独的气体 混合器部分(45)的截流部分。虽然本发明可以使用本领域技术人员 已知的气体混合器以便合并来自多个气体通道装置(28)和(33)的说明书第32/35页
气体，本发明优选的实施方案最小化了气体混合器(44)的开放体积， 而保持了足够的混合气体的混合和分布。开放体积一词表示漩涡混合 器(47)和气体混合器部分(45)的总体积再减去气体混合器的材料 结构体积。因此，气体混合器部分(45)和旋涡混合器(47)优选配 置为最小化开放体积而同时用于提供退出气体通道(28)和(33)的 气体的实质气体混合。在本发明的优选实施中，气体混合器部分(45) 的尺寸L和D适合获得足够的气体(31 )和(32 )的混合和分布，而 最小化开放体积。L/D的尺寸比在0. 1到5. 0的范围内，且更优选在 0. 3到2. 5的范围内。对于面积A的通常的部分，其特征在于直径D
可以按照2(A/7t)"2计算。此外，属于气体混合器(44)的总体积优选相对于第一反
应器床(27)和重整床(21)的总体积而适应。气体混合器(44)优
选具有复原器区(27)、重整区(21)和气体混合器(44)的合并体 fo aa丄工4- " 。 n oz: pi >o= jH、工1 n o, m g 乂*再次参考图2,混合器(44)配置为合并来自通道(!33) 和(28)的气体，且重新分配合并的气体横穿并进入反应区(21)。 在优选的实施方案中，第一反应物和第二反应物各自为气体且一种包 括燃料，而另一种包括氧化剂。燃料可以包括氢气、 一氧化碳，烃， 含氧物，石油化学物流或它们的混合物。氧化剂典型的包括含氧气的 气体，通常混合有氮气，例如空气。 一旦燃料和氧化剂在混合器UO 中混合，气体燃烧，且实质上发生的燃烧的比例接近于反应区(21) 的入口 。燃料和含氧气体在重整器或反应区(21)的入口附近的燃 烧产生了热的烟气，随着废气传播穿过该区域，其加热(或者再加热) 反应区(21)。调节含氧气的气体/燃料混合物的组成以提供期望的反 应区的温度。该组成和由此的反应温度可以通过调节混合物中可燃烧 的和不可燃烧的组分的比例而控制。例如，不可燃烧的气体或其它流
体例如H20， C(L和N2也可以添加到反应物混合物中以降低燃烧温度。 在一个优选的实施方案中，不可燃烧的气体包括蒸汽、烟气或耗尽了氣气的空气最为混合物中的至少一种组分。再次参考再生图1 (b)，反应的、热燃烧的产物在通过管 线(18 )排出之前从第二末端(5 )到主要末端(3 )穿过重整器(1 )。 燃烧产物的流动建立了温度梯度，例如通常通过实例图(8)所示，在 重整区中，该梯度轴向运动通过重整反应区。在重整步骤的开始，这 一出口温度可以优选具有实质上等于进行重整步骤的重整物料的入口 温度的初始值(典型的在其25'C之内)。随着再生步骤的进行，这种 出口温度将随着温度轮廓相出口移动而略有增加，且可以在高于初始 出口温度50。C到200。C下终止。优选，再生步骤中的加热的反应产物 将至少一部分第二反应器，优选为第二反应器(1)的次级末端(5) 加热到至少大约150(TC的温度，且更优选加热到至少大约1600。C的温 度且仍然更优选在一些过程中加热到至少大约1700。C的温度。温度和 停留时间都与控制反应速度和产物有关。反应器系统循环时间包括在再生中花费的时间加上在重整 中花费的时间，加上在再生和重整之间转换所需要的时间且反之亦然。 因此， 一半循环可以实质上是仅仅在再生上花费的时间，或者是在重 整上花费的时间。全部的循环包括将床加热，将挥发性的烃进料以及 骤冷含反应产物的乙炔。用于使用蜂窝状单块的优选实施方案典型的 循环时间可以在1秒和240秒之间，虽然在一些可选择的实施方案中 可以期望更长的时间。对于优选的单块实施方案，更优选循环时间可 以在2秒和60秒之间。没有必要使再生和重整步骤具有相等的时间， 且在良好精炼的应用中这两个时间将可能并不相等。正如以上所讨论的，在一个优选的方面，本发明的方法包 括在再生热解反应器系统中用于热解含非挥发性物质的烃原料的方 法，所述方法包括(a )在再生性热解反应器系统的上游将含非挥发性 物质的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的蒸气相和含 非挥发性物质的液相的温度；(b)将所述蒸气相与所述液相分离；(c) 将分离的蒸气相和甲烷进料到热解反应器系统中；以及(d )在所述热 解反应器系统中转化甲烷和分离的蒸气相形成热解产物。
在另 一方面，本发明包括用于从烃物料使用再生性热解反 应器系统制造烃热解产物的方法，其中该反应器系统包括U)包括第 一末端和第二末端的第一反应器，以及(ii)包括主要末端和次级末 端的第二反应器，且第一和第二反应器在相互有关的串流关系中定向 以致于第二反应器的次级末端邻近第一反应器的第二末端，该方法包 括的步骤有(a )在再生性热解反应器系统的上游将含非挥发性物质 的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的蒸气相和含非挥 发性物质的液相的温度；(b)将所述蒸气相与所述液相分离；(c) 供应第 一反应物通过第 一反应器中的第 一末端并且供应至少第二反应 物通过第一反应器中的第二通道，以至于第一和第二反应物从第一反 应器的第一末端供应到第一反应器中；(d)在第一反应器的第二末端
合并第一和第二反应物并且使合并的反应物反应以制备加热的反应产 物；(e)传递加热的反应产物通过第二反应器以便将热从反应产物传 递到第二反应器以制备加热的第二反应器；(f )将至少一部分来自步 骤(b)的分离的蒸气相和甲烷传递到热解反应器系统中，由此分离的 蒸气相和曱烷在反应器系统中相互混合；(g )将分离的蒸气相和甲烷 进料通过加热的第二反应器以使分离的蒸气相和曱烷转化为热解产 物；(h)骤冷热解产物；以及(i )从反应器系统中回收骤冷的热解 产物。根据前面讨论的，在步骤(f)中，曱烷和分离的蒸气相的掺混 可以在反应器系统中或者在实质上能够在反应器上游任何期望的点上 引发，例如在输送管线中，分离器中或者甚至在分离器的上游。
发性物质的烃原料的设备，所述设备、包括/ 二)、加热器，^将含非挥 发性物质的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的蒸气相 和含非挥发性物质的液相的温度；(b)分离器，其将蒸气相与液相分 离；(c)曱烷物料以提供曱烷原料；以及(d)再生性热解反应器系 统，其接受分离的蒸气相和曱烷原料，在所述热解反应器系统中加热 并且转化分离的蒸气相和甲烷以形成热解产物。还在另一个实施方案中，本发明包括用于使用 生性热解反应器系统从烃物料制备烃热解产物的设备，其中该反应器系统包括 (a )将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性 物质的蒸气相和含非挥发性物质的液相的温度的加热器；(b)将蒸气 相与液相分离的分离器；(c)进料甲烷以提供甲烷原料；以及(d) 获得分离的蒸气相和曱烷原料并且在所述的热解反应器系统中转化分 离的蒸气相和甲烷以形成热解产物的再生性热解反应器系统，该再生 性热解反应器系统包括U)包括第一末端和第二末端的第一反应器； 以及(ii)包括主要末端和次级末端的第二反应器，第一和第二反应 器在相互有关的串流关系中定向，其中第一反应器包括用于将第一反 应物传递通过第一反应器的第一通道和用于将第二反应物传递通过反 应器的第二通道。虽然本发明关于某些实施方案进行描述和说明，可以理解 的是本发明并不限于特别公开的且延伸到所有权利要求范围内的等价 变换。
权利要求
1.一种用于在再生性热解反应器系统中热解含非挥发性物质的烃原料的方法，所述方法包括(a)在再生性热解反应器系统的上游将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成蒸气相和含非挥发性物质的液相的温度；(b)将所述蒸气相与所述液相分离；(c)将分离的蒸气相和甲烷进料到再生性热解反应器系统中；以及(d)在所述再生性热解反应器系统中将分离的蒸气相转化以形成热解产物。
2. 根据权利要求1的方法，其进一步包括骤冷转化的分离蒸气相 以形成热解产物的步骤。
3. 根据权利要求1的方法，其中在步骤(a)中将所述烃原料加热 到大约200。C到大约650。C范围内的温度。
4. 根据权利要求1的方法，其中含非挥发性物质的烃原料包括液 相且在步骤(a)中至少50重量％的液相烃原料转化为所述蒸气相。
5. 根据权利要求1的方法，其进一步包括将另一种烃原料、氢气 和蒸汽中的至少一种进料到(U在步骤(b)中进行至少一部分分离 的单元，以及(ii )热解反应器系统中的至少一个的步骤。
6. 根据权利要求1的方法，其中进入反应器系统的加热的热解段 中的甲烷与分离的蒸气相的摩尔重量比为大约1: 1到大约5: 1。
7. 根据权利要求1的方法，其中再生性热解反应器系统将分离的 蒸气相和甲烷加热到至少大约1200。C的温度以便将分离的蒸气相转 化为热解产物。
8. 根据权利要求1的方法，其使用再生性热解反应器系统进行， 其中该反应器系统包括(i )包括第一末端和第二末端的第一反应器， 和(ii)包括主要末端和次级末端的第二反应器，且第一和第二反应 器在相互有关的串流关系中定向，以至于第二反应器的次级末端接近第一反应器的第二末端，所述方法包括的步骤有(a) 在再生性热解反应器系统的上游将含非挥发性物质的烃原料 加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的蒸气相和含非挥发性物质 的液相的温度；(b) 将所述蒸气相与所述液相分离；(c )将第一反应物供给到第 一反应器的第一末端并且通过第 一反 应器中的第一通道，以及将至少第二反应物供给到第一反应器的第一 末端并且通过第一反应器中的第二通道；(d) 在第一反应器的第二末端合并第一和第二反应物，并且使合 并的第 一 和第二反应物反应以制备加热的反应产物；(e) 将加热的反应产物传递到并且通过第二反应器以便将热从反 应产物传递到第二反应器中用于产生加热的第二反应器；(f )将分离的蒸气相和曱烷进料通过加热的第二反应器，由此在 反应器系统中使分离的蒸气相和曱烷相互掺混以便使分离的蒸气相热转化为热解产物；(g) 骤冷热解产物；以及(h) 从反应器系统中回收骤冷的热解产物。
9. 权利要求8的方法，其进一步包括在第一反应器中骤冷热解产 物以冷却该热解产物并且加热该第一反应器的步骤。
10. 权利要求8的方法，其进一步包括阻止至少大部分的第一反应 物在第一反应器中与第二反应物反应的步骤。
11. 根据前述权利要求任一项的方法，其使用以下设备进行，所述 设备包括(a)加热器，其将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成实质、(b)分离器，其^蒸气相与液相分离； " ^(c) 曱烷物料以提供曱烷原料；以及(d) 再生性热解反应器系统，其接受分离的蒸气相和曱烷原料， 在所述热解反应器系统中加热并且转化分离的蒸气相和甲烷以形成热解产物。
12. 权利要求11的设备，其中热解反应器包括U)用于在反应区中将分离的蒸气相和甲烷转化为热解产物的反应区，以及(ii)用于 骤冷热解产物的骤冷区。
13. 根据权利要求11的设备，其中热解反应器系统包括逆转流再 生性热解反应器系统。
14. 根据前述权利要求任一项的方法，其使用以下设备进行，所述 设备包括(a) 加热器，其将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成实质 上不含非挥发性物质的蒸气相和含非挥发性物质的液相的温度；(b) 分离器，其将蒸气相与液相分离；(c) 曱烷物料以提供曱烷原料；以及(d) 再生性热解反应器系统，其接受分离的蒸气相和甲烷原料， 在所述热解反应器中转化该分离的蒸气相和曱烷以形成热解产物，该 再生性热解反应器系统包括(U包括第一末端和第二末端的第一反应器；以及(ii)包括主要末端和次级末端的第二反应器，第一和第二反应器在相互有关的串流关系中定向，其中第一反应器包括用于将第一反应物输送通过第一反应器的笫一通道以及用于将第二反应物输送通过该反应器的第二通道。
15. 权利要求24的设备，其中第一通道和第二通道中的至少一个 通过防止至少大部分化学计量的可反应的第一反应物与第二反应物在 第一反应器中反应的间隔物隔开。
全文摘要
一方面，本发明的方法包括用于在再生性热解反应器系统中热解包含非挥发性物质的烃原料的过程。该方法包括(a)在再生性热解反应器系统的上游将含非挥发性物质的烃原料加热到足以形成实质上不含非挥发性物质的蒸气相和含非挥发性物质的液相的温度；(b)将所述蒸气相与所述液相分离；(c)将分离的蒸气相和甲烷进料到热解反应器系统中；以及(d)在所述热解反应器系统中将甲烷和分离的蒸气相转化以形成热解产物。另一方面，本发明包括向多重热解反应器给料的分离方法。
文档编号C10G9/26GK101688128SQ200880023018
公开日2010年3月31日 申请日期2008年5月15日 优先权日2007年6月4日
发明者F·赫什科维茨, P·F·科伊森科滕 申请人:埃克森美孚化学专利公司