用于轻质链烷烃转化的固定床径流式反应器的制作方法

本发明涉及将含链烷烃的物流转化为芳烃的反应器、相关的反应器系统以及方法。

背景技术：

用于从矿物储层中开采石油的采油点通常会产生气相产物和液相产物的混合物。来自矿物储层的液相产物通常可以储存在罐中和/或转移到管道系统中以允许在中心位置进一步加工。虽然液相石油产物通常是主要的期望目标，但气相产物(例如原始天然气)也可包括大量的碳含量。遗憾的是，这种气相产物的运输可能存在很大的困难，这可能使得试图运输气相产物(或至少部分的气相产物)用于进一步加工的成本过高。在气相产物的运输不可行的情况下，所得的气相产物可以燃烧以获得燃料价值和/或耀燃。

美国专利申请公开2015/0158789描述了用于加工在开采点产生的c3+气相产物以将气相产物转化为液体产物的集成系统和相应方法。然后可以将所述液体产物与开采的液相产物一起运输用于进一步加工。

技术实现要素：

在多个方面，提供了固定床径流式反应器。所述反应器可包括由反应器壁的内部和透气性催化剂床壁的外部限定的外部环形容积，所述反应器壁的内部限定外部环形半径r1。所述反应器还可包括由透气性中心塔壁的内部和塔帽限定的中心容积，所述中心塔壁的内部限定塔半径r3。所述反应器还可包括由催化剂床壁的内部、中心塔壁的外部、内环顶部和内部环形底部限定的内部环形容积，所述催化剂床壁的内部限定内部环形半径r2。所述内部环形容积可包括催化剂床。内部环形容积可以通过催化剂床壁与外部环形容积直接流体连通。内部环形容积可以通过中心塔与中心容积直接流体连通。所述反应器可以在催化剂床中进一步包括多个催化剂颗粒，所述催化剂颗粒包括等效粒径dp,e。所述反应器还可包括第一反应器开口和第二反应器开口，所述第一反应器开口与外部环形容积流体连通，所述第二反应器开口与中心容积流体连通。外部环形半径r1、内部环形半径r2和等效粒径dp,e可满足关系c*dp,e≤r1–r2≤d*dp,e，其中c为至少30并且d为300或更低。内部环形半径r2、塔半径r3和等效粒径dp,e可以满足关系a*dp,e≤r2–r3≤b*dp,e，其中a为至少100并且b为600或更低。

在一些方面，第一反应器开口可包括反应器入口和/或第二反应器开口可包括反应器出口。在一些方面，催化剂床壁可包括穿孔壁、催化剂床筛或其组合。任选地，内部环形容积还可包含气相烃，相对于所述气相烃的重量，气相烃的至少5体积％包含c3+链烷烃，所述至少5体积％的c3+链烷烃任选地包括至少5体积％的c3-c6链烷烃或c3-c4链烷烃。

在多个方面，提供了一种加工含链烷烃的进料的方法。所述方法可包括使进料接触固定床径流式反应器(例如上述反应器)中的催化剂。所述进料可包含约30体积％至约70体积％的c3+链烷烃。所述进料可以在一个或多个这样的固定床径流式反应器中接触一个或多个转化催化剂固定床，以形成包含c6-c12芳烃(或c6-c9芳烃)的转化流出物。所述一个或多个固定床上的组合压降可小于约100kpag(或小于约50kpag)。

在一些方面，所述进料可以在约450℃至约650℃的温度下接触转化催化剂，在一个或多个固定催化剂床中的压力包含至少约200kpa-a(或至少约300kpa-a，或约200kpa-a至约450kpa-a)，并且whsv为约0.1hr^-1至约4.0hr^-1。任选地，在使进料接触一个或多个催化剂床的第一催化剂床之后并且在使进料接触一个或多个催化剂床的第二催化剂床之前，可以将至少一部分进料加热。在一些方面，一个或多个催化剂床的第一催化剂床上的温降可为约125℃或更低，或约100℃或更低。

在一些方面，所述方法还可包括从天然气原料中分离c3+链烷烃以形成至少一种包含c3+链烷烃的馏分，并将所述馏分分离的c3+链烷烃的至少一部分与包含甲烷、乙烷或其组合物的气体混合，以形成富集原料。在这些方面，至少一部分富集原料可以接触一个或多个转化催化剂固定床。包含甲烷、乙烷或其组合物的气体可任选地包含一部分天然气原料，从天然气原料中分离的馏分，或其组合物。

任选地，约30体积％至约70体积％的c3+链烷烃可包括约30体积％至约70体积％的c3-c6链烷烃或c3-c4链烷烃。

在一些方面，所述方法还可包括分离转化流出物以形成包含c6-c12芳烃(或c6-c9芳烃)的馏分，并将所述包含c6-c12芳烃的馏分的至少一部分与烃液体合并。

在多个方面，a可以是至少200，或至少300，和/或b可以是500或更低，或400或更低，或其组合，和/或c可以是至少50和/或d可以是小于200，或小于150，或c)a)和b)的组合。在一些方面，等效粒径可为约0.2cm至约4.0cm，或约1.0cm至约3.0cm。

在一些方面，i)催化剂颗粒可包含至少一种约束指数为2-12的中孔分子筛；ii)催化剂颗粒可包含zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-48、mcm-22、mcm-49或其组合物；iii)催化剂颗粒可包含相对于催化剂颗粒重量为0.1重量％至5.0重量％的元素周期表第3-13族金属，所述金属任选地包含ga、in或其组合物；或d)a)和/或b)和/或c)的组合。

附图说明

图1示出用于加工来自开采点的气相产物的工艺流程。

图2示出将固定床径流式反应器整合到用于加工来自开采点的气相产物的工艺流程中的实例。

图3示意性地示出径流式反应器的实例。

图4示出径流式反应器的实例的顶视图。

图5示出用于将气相产物转化为液体产物的固定床径流式反应器的性能的模拟结果。

图6示出用于将气相产物转化为液体产物的轴流式和径流式反应器的性能的模拟结果。

发明详述

在多个方面，提供了用于在固定床径流式反应器中进行的方法中转化轻质链烷烃气体以形成液体产物的系统和方法。所述轻质链烷烃可以对应于c3+链烷烃，或c3-c9链烷烃，或c3-c6链烷烃，或c3-c4链烷烃。可以形成的液体产物的实例包括c6-c12芳烃，或c6-c9芳烃，例如苯、甲苯和二甲苯。在固定床反应器中进行链烷烃转化可有利于简化反应器的操作。这可以减少或最小化将反应器维持在期望操作状态所需的操作员干预量。然而，用于将链烷烃转化为液体产物的常规固定床工艺可能难以将反应器内的反应条件保持在所需的压力和/或温度范围内。尽管本文所述的固定床径流式反应器具有固定床性质，但所述反应器可以允许出乎意料地改进对用于链烷烃转化的反应条件的控制。这可以允许所述方法以提高的效率操作，同时相对于非固定床反应器系统降低或最小化操作的复杂性。可以另外适合于进行如本文所述的反应的更高复杂性系统的实例是连续催化剂循环反应器。

在井口处回收的原始天然气通常含有杂质和污染物，包括水蒸气、硫化氢、二氧化碳、氮气和其它化合物。然而，大多数用于将轻质烃转化为芳族或重质烃的技术利用每分子具有2至5个碳原子的纯化烃原料。一些纯化方法可包括氢化、脱氢、硫和酸性气体去除技术，以及其它方法，以除去上述杂质和污染物。因此，在常规芳烃生产中使用的纯化烃进料通常包括丙烷、丙烯、丁烷、丁烯，在许多方法中优选不饱和化合物。此外，可以通过分馏法从纯化的物流中分离特定的烃反应物。然后可以将所得的气态烃再循环或运输用于进一步加工或商业化。

然而，在偏远地区，在能够使用前可能不存在适当的基础设施来纯化和分馏原始天然气。因此，原始天然气的回收可能不会超过为了实施从偏远地区移出、纯化和运输天然气所需的设施的成本。因此，原始天然气可以作为石油生产的副产物燃烧或耀燃。遗憾的是，耀燃会浪费气态烃的能量含量。此外，由于天然气中可能存在的成分，例如硫化合物，耀燃会对人类健康造成危害。

在多个方面，可以加工原始天然气进料(或其它包含c3+链烷烃的进料)以将c3+链烷烃转化为在标准温度和压力下呈液体的化合物，例如芳族化合物。然后，所得到的转化产物可以适合于以与在开采点产生的其它液体产物相同的方式运输。通过在一个或多个固定床径流式反应器中进行转化反应，可以意想不到地以降低或最小量的压降进行转化，其中反应器的几何结构与一个或多个反应器中的催化剂颗粒的等效粒径具有指定的关系。

定义

术语“芳烃”是指含有一个或多个芳环的分子。芳烃的实例是苯、甲苯、二甲苯、萘和甲基萘。

术语“芳族”是指具有至少一个含至少6个原子的闭环的不饱和化合物，其中所有环原子都是共面的或几乎共面的并共价连接，并且其中所有环原子都是中介体系的一部分。如本文所用，当“芳族”取代基是单环时，它优选含有6个环原子，而当“芳族”取代基是多环时，它优选含有稠环中所含的10个环原子。

术语“cn”烃是指具有“n”个碳原子的烃，并且“cn-cm烃”表示具有“n”至“m”个碳原子的烃。

术语“催化剂”是指在特定温度或压力条件下增加特定化学反应速率的材料。催化剂也可以是作为进料流的特定组分的物理吸附剂或化学吸附剂的材料。

术语“链长”可以广泛地指代形成和/或构成分子和/或化合物的主链和/或结构的多个原子，例如烃的碳原子。

术语“化学反应”是指任何包括破坏或形成化学键的过程，包括原子的解离、重组或重排。

术语“焦炭”是指从烃的热解剩余的固体残余物。

术语“原油”是指主要由碳原子和氢原子形成的烃。烃还可包括其它元素，例如但不限于卤素、金属元素、氮、氧或硫。衍生自含油地层的烃可包括但不限于油母岩质、沥青、焦沥青、沥青质、树脂、油或其组合物。

术语“固定床反应器”是指含有填充在静态床中的通常呈球粒形式的催化剂材料的反应器。

术语“燃气轮机”是指包括压缩机、燃烧室和涡轮机的单元，所述涡轮机以机械方式连接到所述压缩机，最优选连接在公共轴上。通常，燃气轮机使用来自燃烧室中燃料燃烧的能量来为压缩机提供动力，所述压缩机向燃烧室提供氧化剂流。这被称为布雷顿(brayton)循环。“涡轮机”以用于将高温气体的能量转换成旋转能量的膨胀单元的意义使用。

术语“高级烃”是指每分子具有多于一个碳原子的烃，每分子具有至少一个碳原子的含氧化合物，例如乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、苯、甲苯、二甲苯、萘和/或甲基萘；和/或包含至少一个碳原子和至少一个非氢原子的有机化合物，例如甲醇、乙醇、甲胺和/或乙胺。

术语“烃”是指主要包括但不限于氢元素和碳元素的有机化合物。烃还可包括其它元素，例如但不限于卤素、金属元素、氮、氧和/或硫。烃通常分为两类：脂族烃或直链烃，以及环状烃或闭环烃，包括环状萜烯。含烃材料的实例包括任何形式的天然气、油、煤和沥青。

术语“烃稀释剂”是指含有一种或多种烃化合物和/或被取代的烃化合物的任何物质，其适用于在本发明的实施中稀释烃。例如，含有烃的尾气流可以是天然气的添加稀释剂。

术语“烃物流”是指呈气体或液体的烃或烃的混合物。例如，烃物流体可包括在地层条件下、在加工条件下或在环境条件(15℃和1atm压力)下呈气体或液体的烃或烃的混合物。烃流体可包括例如石油、天然气、煤层气、页岩油、热解油、热解气、煤的热解产物和处于气态或液态的其它烃。

术语“轻质烃”是指碳数在1至5范围内的烃。

术语“天然气”是指从原油井(伴生气)或从地下含气地层(非伴生气)获得的多组分气体。天然气的组成和压力可以显著变化。典型的天然气流含有甲烷(c1)作为重要组分。原始天然气还可能含有乙烷(c2)，较高分子量的烃，酸性气体(例如二氧化碳、硫化氢、硫化羰、二硫化碳和硫醇)，以及少量污染物如水、氮气、硫化铁、蜡和原油。如本文所用，天然气包括由液化天然气再气化产生的气体，其已被纯化以除去污染物如水、酸性气体和大多数较高分子量的烃。

术语“高质量气体”是指经过天然气处理以从原始天然气中分离各种烃和流体的气体。也称为管道质量干燥天然气。

术语“原始天然气”是指包括甲烷的气体，但也可包括许多其它的包括乙烷、丙烷和丁烷在内的轻质烃。较高分子量的烃(包括戊烷、己烷)和杂质如苯也可以少量存在。此外，原始天然气可含有一定量的非烃杂质如氮气、硫化氢、二氧化碳，和痕量的氦气、硫化羰、各种硫醇和水。

术语“油气藏”是指地下区域的井或储层，其产生石油和/或天然气并缺乏与其它储层的连通。如权利要求中所使用的，“油气井”和“油气藏”是可互换的。

术语“储层”是指包括足够的渗透性和孔隙度以保持和传输流体如烃或水的地层或地层的一部分。

反应系统配置

图1示出用于将链烷烃转化为液体产物的反应器配置的实例。图1中所示的实例包括双系列反应器配置，每个系列中包括3个阶段。在操作期间，可以操作一个反应器系列以将链烷烃转化为液体，而另一个反应器系列进行再生循环。可以使用阀门来控制流向各个反应器系列的流，所述阀门允许含有链烷烃的进料或空气在适当时进入系列中，到达反应器系列当前正在进行的循环部分。

在图1中，将进料105引入进料富集阶段110。进料105可对应于天然气、原料气和/或在开采点产生的另一气相流。进料105可包括一部分的c3和/或c4链烷烃。进料105中的c3和c4链烷烃的组合量可以根据开采点的性质而变化。进料富集阶段110可包括用于从进料105中分离c3+链烷烃(例如c3-c6链烷烃或c3-c4链烷烃)的冷凝器。然后可以将进料105的其它部分如甲烷和/或乙烷共混返回到分离的c3+中以形成富集进料115。举例来说，从进料105中分离各种组分可包括在-40℉(-40℃)至-20℉(-28.9℃)范围内的预定露点下，通常在约300psia(2068kpa)至约2000psia(13,800kpa)、例如400psia(2760kpa)至700psia(4830kpa)范围内的压力下进行分离。

在多个方面，富集进料115可具有约30体积％至约70体积％、或约30体积％至约60体积％、或约40体积％至约70体积％、或约40体积％至约60体积％、或50体积％至70体积％的c3+链烷烃含量，例如c3-c6链烷烃含量，或c3-c4链烷烃含量。在一些方面，进料(例如进料105)可以在10mscfd(290,000nm³d)至150mscfd(4.3·10⁶nm³d)、或20mscfd(580,000nm³d)至150mscfd(4.3·10⁶nm³d)范围内的量提供至进料富集阶段。在一些方面，富集进料的c3+含量可以对应于预选的c3+含量。富集进料具有预选c3+含量可有利于减少由系统产生的c6+产物量的变化。例如，在一些方面，富集进料可包含量在10摩尔％至35摩尔％范围内的c2烃和量在40摩尔％至50摩尔％范围内的c3+烃。在这些方面，由系统产生的c6+产物量的变化可能不超过+/-25％。

进料105中的其它碳组分也可以分离出来供使用。不被包括在富集进料115中的c1和/或c2烃可被销售113和/或用于其它目的，而进料105中的任何co2可被例如注入地下。分离出来供销售的进料105的部分可以通常具有将其置于许多气体管道的既定规格内的特征，例如≤12重量％乙烷、≤5重量％丙烷、≤2重量％丁烷，wobbe指数为49.01mj/sm³至52.22mj/sm³，并且热值为36.07mj/sm³至41.40mj/sm³。

富集进料115可以进入加热器132，以在转化之前被加热到所需的温度。任选地，如图1所示，加热器132可以是公共加热器，其也为再生输入流165提供热量。经加热的富集进料135然后可以在一系列反应器140、142和144中转化。如下所述，依次使用多个反应器可以改善对反应温度和压力的控制。通过使用位于反应器140和142之间以及反应器142和144之间的中间加热器134，可以部分地促进对反应温度的控制。在其它方面，任何适宜数量的串联反应器可用于转化反应。在进行转化之后，将所得的转化流出物145送至产物分离阶段120。这可以允许将流出物分离成例如液体产物125(例如用于与其它开采的液态烃一起运输的液体产物)、燃料123、火炬气129，和/或可以销售和/或注入113的额外轻馏分和co2117。

应注意，反应器150、152和154类似地对应于一系列反应器，其中在反应器150和152之间以及在反应器152和154之间具有中间加热器136。反应器140、142和144与反应器150、152、154之间的差异是在每个反应器系列中进行的循环的部分。在图1所示的实例中，对应于反应器140、142和144的反应器系列在循环的链烷烃转化部分中，而对应于反应器150、152和154的反应器系列在循环的再生部分中。在再生期间，空气161(或另一含氧气体)经由再生阶段160进入再生输入流动管线165。再生输入流165被加热以允许在高温下在氧气存在下在反应器150、152和154中再生，使得焦炭可从催化剂中燃烧掉。对应于水和cox的再生产物可以分别通过排水口169和排气口167除去。

在图1所示的反应器系列中，反应器140与反应器142间接流体连通，因为来自反应器140的流出物在进入反应器142之前通过中间过程加热器134。反应器140被认为与过程加热器134直接流体连通。应注意，来自反应器140的流出物与反应器142流体连通，而不通过中间压缩机。虽然过程加热器134可以提高来自反应器140的流出物的温度，但是本领域技术人员将理解，使进料或流出物通过过程加热器可以通常导致加热器上的压降，即使由于进料或流出物的加热而可能发生一些热膨胀。反应器142和144具有与反应器140和142之间的流体连通关系类似的关系。

图1中所示的反应器系列可以用作用于处理来自开采点的气相产物的较大反应系统的一部分。图2示出可以在开采点(例如井藏)处发生的整个处理流程的实例。反应器系列140、142和144(以及反应器系列150、152和154)与再生区段160组合可以对应于图2中的反应器214。

图2是用于生产较高分子量烃产物的系统200的框图。如图2所示，原料烃202可以从储层产生并且可流入生产分离器204中。在一些实施方式中，原料烃202可含有原油和原始天然气以及水、痕量有机化合物、痕量金属和其它夹带的液体和固体。原油流206可以从分离器204的底部取出。原油流206可以被引导到现场原油稳定器208，在那里水、轻质烃和气体污染物被蒸发掉以产生稳定的原油液流210。如图2所示，来自现场原油稳定器208的塔顶气流212可以被引导到反应器214。

原始天然气流216可以从分离器204的顶部取出并在流入反应器214之前与塔顶气流212合并。在各种实施方式中，流216可包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氮气、二氧化碳和氢气等组分。在引入反应器214中之前，原始天然气流216和/或塔顶气流212可以进入进料富集阶段242，其可以任选地类似于结合图1描述的进料富集阶段110。在反应器214内，转化反应可以使原始天然气中的较低分子量烃转化为较高分子量烃。在一些实施方式中，较低分子量烃可包括甲烷和c2至c5+烃，并且较高分子量烃可包括c6至c9芳烃。在一些实例中，除硫化氢(h2s)之外，塔顶气流212可包括硫化合物，例如硫醇、硫化物和其它有机硫化合物。有机硫化合物可在反应器中至少部分转化，形成更多量的h2s。

含有较高分子量烃的流218可以从反应器214流入液体分离器220。如图2所示，液体分离器220可以将含有较高分子量烃的流218分离成尾气流222和液态烃物流224。由于液态烃相比于气体形式的烃可以实现更高的体积缩减，因此可以提高液体形式的烃物流的产物价值和可运输性。因此，回收天然气并将其转化为液态烃物流而不是耀燃天然气可能更具成本效益，因为现在它可以通过除管道以外的方法运输。

为了在运输期间降低液态烃物流224的挥发性，可以使液态烃物流224经受液体稳定化。液体稳定器226可以在低压下操作以除去液态烃物流224中的任何挥发性烃和其它气态污染物，以产生稳定的液态烃物流228。如图2所示，稳定的液态烃物流228和稳定的原油液流210可以合并在一起以形成液态烃产物流230。

如果用作进料的塔顶气流212含有有机硫化合物、h2s或两者，则可对所得尾气流222进行处理以减少或除去h2s，例如，如果浓度大于约10ppm，大于1000ppm，或大于1％，这取决于环境对h2s燃烧形成的sox的敏感性。可通过吸附塔、claus工艺、逆流分离塔或任何数量的其它技术除去h2s。如果不方便除去h2s，例如，由于地点偏远，则可以处理燃烧废气以除去sox。这可以利用使废气通过水洗涤塔来完成。

尾气流222可用于现场发电以转动发电机232，其中电力可以由电网接入有限的偏远地区的那些人产生和使用。这种类型的分布式发电可能具有吸引力，因为它可以提供比从集中式公用设施购买电力更可靠、更有效和更便宜的电力。分布式发电还可以允许增加对偏远地区的电力供应的本地控制，以及可能降低传输期间的电力损耗。另外，尾气流222可用于热集成以向反应器214供应能量。在一些实施方式中，发电机可包括燃气轮机或内燃机。

图2的框图不旨在表示气体系统200将包括图2中所示的所有组件。此外，在生产较高分子量烃产物的方法中可包括任何数量的额外组件。系统200可包括任何合适类型的加热器、冷却器、冷凝器、泵、压缩机、其它类型的分离和/或分馏设备等，包括在将气流216和212引入反应器214之前的任何所需的纯化步骤。例如，系统200可包括用于在引入反应器214之前冷凝至少一部分气流216和/或212的合适的装置或结构，例如压力膨胀装置、外部制冷系统等。以这种方式冷凝可产生包含较高分子量烃的液流和包含甲烷和其它轻质组分(例如氮气、氦气、二氧化碳等)的气流。液流可以蒸发并作为原料引入反应器214中，而气流可以重新注入地下或用于其他目的。本领域技术人员将认识到，该技术可用于可变地控制尾流的组成，并因此控制可生成的共同产生的功率量。

固定床径流式反应器

在多个方面，可以使用径流式反应器进行c3+链烷烃向液体产物的转化。径流式反应器的几何结构可与反应器中使用的催化剂颗粒的尺寸相关。反应器尺寸与反应器中催化剂颗粒尺寸之间的关系可有助于在反应器中保持所需的温度和压力分布。这可以允许在固定床处理期间意想不到地有利地控制反应压力和温度。

图3示出用于将链烷烃转化为液体产物的径流式固定床反应器的一般形状。在图3中，反应器300被配置成具有对应于外环310的容积，对应于内环320的容积，以及中心容积330，例如中心塔或立管340的内部容积。外环310由反应器300的壁的内部和透气性催化剂床壁315的外部限定。外环底壁318进一步限定外部环形容积。在一些替代方面，反应器壁300可以对应于多个壁，其中最内部反应器壁的内部对应于限定外环310的壁。内环320部分地由催化剂床壁315的内部和中心塔340的外部限定。内环320进一步由内环顶壁327和内环底壁328进一步限定。中心容积330由中心塔340的内部空间限定。中心塔340包括中心塔帽347。任选地，中心容积330可包括其它结构。例如，在中心容积330内可以存在另一个中心结构，使得中心容积330实际上对应于另一个环形容积。被称为d1的直径312(和被称为r1的半径412)对应于外环的直径(和半径)。被称为d2的直径322(和被称为r2的半径422)对应于内环320的直径(和半径)。被称为d3的直径332(和被称为r3的半径432)对应于中心立管330的直径(和半径)。反应器的高度350可以根据催化剂床325中含有催化剂所需的催化剂床高度354而变化。

在操作期间，气体可以经由入口350进入反应器300，入口350与外环310流体连通。应注意，入口350不与中心容积330或内环320的容积直接流体连通。这是由于内环顶壁327和中心塔帽347。外环310经由透气性催化剂床壁315与内环320中的催化剂床325流体连通。例如，催化剂床壁315可以对应于穿孔壁、催化剂筛和/或任何其它适宜类型的分隔器，其开口足够大以避免气相流的压降并且足够小以防止催化剂从催化剂床325进入外环310。中心塔340的壁，例如在内环顶壁327和内环底壁328之间，可以类似地具透气性以允许气体在内环320与中心容积330之间流动，同时减少、最小化或防止催化剂从催化剂床325移动到中心容积330中。进料中的c3+链烷烃可以在催化剂床325存在下反应形成转化产物，其通过中心塔340的壁进入中心容积330。转化产物然后可以经由中心容积330底部的出口360从反应器排出。应注意，出口360不与外环310的容积或内环320的容积直接流体连通。这是由于内环底壁328和外环底壁318。任选地，反应器300可以以相反方向的流动操作，使得进料进入中心立管330，向外流过内环320中的催化剂床325，所得的转化产物在离开反应器之前终止于外环310。

为了在转化反应期间保持所需的温度控制和压力控制水平，可以相对于反应器的尺寸选择催化剂床中催化剂的粒度，或者可以相对于催化剂的粒度选择反应器的尺寸。催化剂尺寸与反应器几何结构之间的关系可以基于催化剂颗粒的等效直径。在这种讨论中，催化剂颗粒的等效直径定义为与催化剂的物理形状具有相同外表面积的球体直径。基于该定义，内环320的半径422(r2)与中心立管330的半径432(r3)之间的差值可以通过等式(1)相对于等效粒径(dp,e)来定义：

(1)a*dp,e≤r2–r3≤b*dp,e

在等式(1)中，a可以是至少100，或至少170，或至少200，或至少250，或至少300，而b可以是600或更低，或者560或更低，或者500或更低，或者450或更低，或者400或更低。换句话说，内环半径与中心竖管半径之间的差值(r2-r3)可以是例如等效粒径的100至600倍，或等效粒径的170至560倍，或等效粒径的250倍至450倍，或等效粒径的300至400倍，或等效粒径的200至400倍，或等效粒径的300至500倍。类似地，外环310的半径412(r1)与内环320的半径422(r2)之间的差值可以通过等式(2)相对于等效粒径(dp,e)来定义：

(2)c*dp,e≤r1–r2≤d*dp,e

在等式(2)中，c可以是至少30，或至少50，而d可以是300或更低，或者200或更低，或者150或更低。换句话说，外环半径与内环半径之间的差值(r1-r2)可以是例如等效粒径的30至300倍，或等效粒径的50至300倍，或等效粒径的50倍至200倍，或等效粒径的50至150倍。

选择满足等式(1)和/或等式(2)的等效催化剂粒度和反应器几何结构的组合可以允许在操作转化反应器时减少或最小化催化剂床上的压降。这种减少或最小化的压降可允许多个反应器串联操作，同时将所需压力保持在相对窄的范围内。例如，可以操作包含多个反应器的反应器系列，使得反应器系列上的压降小于0.5barg(～50kpag)，或小于0.3barg(～30kpag)，或小于0.2barg(～20kpag)，例如降至1kpag的压降。

进行转化反应的合适催化剂粒度的实例可以是等效粒径为约0.2cm至约4.0cm、或约0.5cm至约4.0cm、或约0.5cm至约3.0cm、或约1.0cm至约4.0cm、或约1.0cm至约3.0cm的催化剂颗粒。例如，由等效粒径为2.0cm的球形催化剂颗粒组成的催化剂可适用于其中催化剂立管半径与内环半径之间的差值为4.0米至10.0米、或5.0米至9.0米、或6.0米至8.0米、或4.0米至8.0米、或6.0米至10.0米的反应器。类似地，对于这样的催化剂粒度，外环半径与内环半径之间的差值可为0.25米至2.0米，或0.25米至1.5米，或0.5米至2.0米，或0.5米至1.5米。

除了控制压降之外，还可以基于反应器配置来控制转化反应期间的温度。通过在每个反应器中使用具有所需量的催化剂的反应器系列，可以控制在每个反应器中进行的转化量以减少或最小化每个反应器的温度变化。特别地，因为转化反应是吸热的，所以可以控制每个反应器的温降，使得第一反应器的温降为约200℃或更低，或者约175℃或更低，或者约150℃或更低，例如低至50℃或可能更低。另外或可选地，第二反应器和后续反应器的温降可以是约150℃或更低，或者约125℃或更低，或者约100℃或更低。

催化剂可以在无机支撑物例如无定形二氧化硅或氧化铝上包括至少一种金属组分。所述无机支撑物可以是多孔材料，例如微孔结晶材料或中孔材料。另外，合适的分子筛可以用于本催化剂中，并且可包括至少一种约束指数为2-12的中孔分子筛(如美国专利no.4,016,218中所定义)。这种中孔分子筛的实例包括zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-48、mcm-22和mcm-49及其混合物和中间体。zsm-5详细描述于美国专利no.3,702,886和re.29,948中。zsm-11详细描述于美国专利no.3,709,979中。zsm-5/zsm-11中间体结构描述于美国专利no.4,229,424中。zsm-12描述于美国专利no.3,832,449中。zsm-22描述于美国专利no.4,556,477中。zsm-23描述于美国专利no.4,076,842中。zsm-35描述于美国专利no.4,016,245中。zsm-48更具体地描述于美国专利no.4,234,231中。

催化剂的金属组分可以整个催化剂的至少0.1重量％、例如0.1至5重量％的量存在。所述金属组分可包括一种或多种选自元素周期表第3至13族的中性金属，例如ga、in、zn、cu、re、mo、w、la、fe、ag、pt、pd和/或这些金属的一种或多种氧化物、硫化物和/或碳化物。所述金属组分可以任何已知的方式提供在催化剂上，例如通过用相关金属化合物的溶液浸渍或离子交换分子筛，接着将金属化合物转化成所需形式，即中性金属、氧化物、硫化物和/或碳化物。部分或全部的金属也可以存在于分子筛的结晶骨架中。

在一个优选的实施方式中，双官能催化剂可以选自ga和/或in改性的zsm-5型沸石，例如ga和/或in浸渍的h-zsm-5，ga和/或in交换的h-zsm-5，zsm-5型结构的h-镓硅酸盐和zsm-5型结构的h-镓铝硅酸盐。这些沸石也可以通过现有技术中已知的方法制备。

例如，双官能催化剂可含有四面体铝或镓，其存在于沸石骨架或晶格中。双官能催化剂也可含有八面体镓或铟，其不存在于沸石骨架中，但存在于邻近沸石质子酸位点的沸石通道中，这可归因于催化剂中四面体铝和镓的存在。al或ga的四面体或骨架可负责催化剂的酸功能，而八面体或非骨架ga或in可负责催化剂的脱氢功能。在一个优选的实施方式中，双官能催化剂可包括zsm-5型结构的h-镓铝硅酸盐，其骨架(四面体)si/al和si/ga摩尔比分别为约10:1至100:1和15:1至150:1，并且非骨架(八面体)ga为约0.5重量％至0重量％。

除分子筛和氢化组分之外，催化剂可以与其它材料复合，这些材料可以耐受转化反应中使用的温度和其它条件。这些其它材料可包括活性和非活性材料和合成或天然存在的沸石以及无机材料如粘土和/或氧化物如氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、氧化锆、二氧化钛、氧化镁或这些和其它氧化物的混合物。后者可以是天然存在的，或者是凝胶状沉淀物或凝胶形式，包括二氧化硅和金属氧化物的混合物。粘土也可以与氧化物型粘合剂一起包含，以改变催化剂的机械特性或有助于其制造。与分子筛结合(即与其组合或在其合成期间存在)的材料(其本身具有催化活性)的使用可以改变催化剂的转化率和/或选择性。

另外，非活性材料可用作稀释剂以控制转化量，从而可以在不使用其它控制反应速率的方法的情况下获得产物。这些材料可以掺入天然存在的粘土例如膨润土和高岭土中，以改善催化剂在商业操作条件下的压碎强度，并起到催化剂的粘合剂或基质的作用。分子筛和无机氧化物基质的相对比例可以变化，其中分子筛含量在约1重量％至约90重量％范围内，更通常，特别是当复合物以珠粒形式制备时，在复合物的约2重量％至约80重量％的范围内。

在任何实施方式中，催化剂可包含至少一种分子筛组分和至少一种脱氢组分。所述分子筛组分可占所述催化剂的>80重量％至<100重量％，优选100重量％。在一个或多个实施方式中，催化剂可基本上不含粘合剂，例如无机粘合剂或基质材料，例如含有以催化剂的重量计≤1重量％的粘合剂或基质材料，例如≤0.1重量％。在其它实施方式中，以催化剂的重量计，分子筛在催化剂中的存在量为>80重量％，≥90重量％，或≥95重量％，或≥98重量％，或≥99重量％。在一些实施方式中，分子筛是铝硅酸盐并且在催化剂中以催化剂的重量计在约80重量％、或85重量％、或90重量％、或95重量％至约99.9重量％的范围内存在。在一个最优选的实施方式中，分子筛是铝硅酸盐并且在催化剂中以约100重量％的量存在。分子筛可以基本上由铝硅酸盐组成或者恰好由铝硅酸盐组成。

催化剂的结晶铝硅酸盐可具有小于12、优选在约1至约12范围内的约束指数。通常，结晶铝硅酸盐是具有中等孔径并且约束指数小于或等于约12的结晶铝硅酸盐。约束指数在美国专利no.4,016,218中定义。合适的铝硅酸盐的实例包括zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-21、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-38、zsm-48、zsm-50、zsm-57和mcm-68，包括其混合物和中间体，例如zsm-5/zsm-11混合物。zsm-5描述于美国专利no.3,702,886和re.29,948中。zsm-11描述于美国专利no.3,709,979中。zsm-5/zsm-11中间体结构描述于美国专利no.4,229,424中。zsm-12描述于美国专利no.3,832,449中。zsm-21描述于美国专利no.4,082,805中。zsm-22描述于美国专利no.4,556,477中。zsm-23描述于美国专利no.4,076,842中。zsm-35描述于美国专利no.4,016,245中。zsm-38描述于美国专利no.4,046,859中。zsm-48描述于美国专利no.4,234,231中。zsm-50描述于美国专利no.4,640,826中。zsm-57描述于美国专利no.4,873,067中。tea-丝光沸石描述于美国专利no.3,766,093和3,894,104中。mcm-68描述于美国专利no.6,049,018中。

铝硅酸盐的二氧化硅/氧化铝(si:al2)原子比通常可以≥2摩尔，例如，在10至300摩尔的范围内，或在5至100摩尔的范围内。二氧化硅/氧化铝比率si:al2旨在表示结晶铝硅酸盐的刚性阴离子骨架中的si:al2原子比。换句话说，(i)任何基质或粘合剂中的铝或(ii)在结晶铝硅酸盐通道内的阳离子或其它形式的铝不包括在si:al2原子比中。当需要较低的催化剂酸度时，可以使用具有较高二氧化硅/氧化铝比率的铝硅酸盐，例如，在44至100摩尔，例如50至80摩尔，或55至75摩尔的范围内。

在一个或多个实施方式中，结晶铝硅酸盐的约束指数在约1至12的范围内，并且选自mcm-22族材料、zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-21、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-38、zsm-48、zsm-50、zsm-57、mcm-68以及其中两种或更多种的混合物。优选地，铝硅酸盐是zsm-11或h-zsm-11(zsm-11的酸性形式)，更优选地，铝硅酸盐是zsm-5或h-zsm-5(zsm-5的酸性形式)。

在某些方面，分子筛具有相对小的晶体尺寸，例如，小晶体zsm-5意味着zsm-5的晶体尺寸≤0.05μm，例如在0.02μm至0.05μm的范围内。小晶体zsm-5和测定分子筛晶体尺寸的方法公开在美国专利no.6,670,517中，所述专利以引用的方式整体并入本文。

在其它方面，结晶铝硅酸盐包含至少一种mcm-22族分子筛，例如单独的mcm-22或与上述其它铝硅酸盐或其它mcm-22族材料的组合物。mcm-22族材料包括mcm-22(描述于美国专利no.4,954,325中)，psh-3(描述于美国专利no.4,439,409中)，ssz-25(描述于美国专利no.4,826,667中)，erb-1(描述于欧洲专利no.0293032中)，itq-1(描述于美国专利no.6,077,498中)，和itq-2(描述于国际专利公开no.wo97/17290中)，mcm-36(描述于美国专利no.5,250,277中)，mcm-49(描述于美国专利no.5,236,575中)，mcm-56(描述于美国专利no.5,362,697中)以及其中两种或更多种的混合物。包含在mcm-22族中的相关铝硅酸盐是uzm-8(描述于美国专利no.6,756,030中)和uzm-8hs(描述于美国专利no.7,713,513中)，这两者也适合用作分子筛组分。

在一个或多个实施方式中，分子筛可以是氢形式的分子筛，例如，以碱金属形式合成但是然后从碱转化为氢形式并具有氢离子(例如酸性)的分子筛。

脱氢组分包含至少一种元素周期表第5-15族元素。在一个或多个实施方式中，所述元素是金属。优选地，催化剂包含至少一种第一金属。所述第一金属选自锌、镓、铜、银、锡、铁、钴、镍、金、锰、铬、钼、钨及其两种或更多种的混合物中的一种或多种，以及其中两种或更多种的混合物。优选地，所述第一金属是锌或镓。

在一个或多个实施方式中，本发明催化剂的脱氢组分除第一金属外还包含至少一种第二金属。所述第二金属与第一金属不同。所述第二金属选自磷、铂、钯、镧、铼及其两种或更多种的混合物中的一种或多种。优选地，所述第二金属是磷。

以所述催化剂的重量计，催化剂含有至少约0.005重量％的第一金属，或者在约0.005重量％至约4.0重量％范围内的所述第一金属，或约0.01重量％至约3.0重量％的所述第一金属。当存在第二金属时，以催化剂的重量计，催化剂含有在0重量％至约5.0重量％范围内的第二金属，或约0.005重量％至约4.0重量％的所述第二金属，或约0.01重量％至约3.0重量％的所述第二金属。

不受任何理论的束缚，据信由增加的分子筛(优选铝硅酸盐)含量提供的较高催化剂活性通过第一金属和任选地第二金属的存在来调节，导致当催化剂用于在固定床反应器中转化轻质链烷烃原料的方法中时循环长度增加。

可以使用无机粘合剂或基质材料，例如，以使催化剂更耐受转化过程中使用的温度和其它条件。这种无机粘合剂或基质材料的量如上所述。

无机粘合剂或基质材料可包括粘土和/或无机氧化物。这种无机粘合剂包括氧化铝、二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、二氧化钛、氧化锆、氧化镁、氧化钨、二氧化铈、氧化铌，以及其中两种或更多种的混合物。基质组分可包括天然存在的材料和/或呈凝胶状沉淀物或凝胶形式的材料，包括二氧化硅和金属氧化物的混合物。粘土也可以与氧化物型粘合剂一起包含，以改变催化剂的机械特性或有助于其制造。可选地或另外，无机粘合剂或基质材料可包括一种或多种实质上非活性材料。非活性材料适合用作稀释剂以控制转化量，从而可以经济有序地获得产物而无需采用其它方法来控制反应速率。这些材料可以掺入天然存在的粘土(例如膨润土和高岭土)中，以改善催化剂在催化转化条件下的热和强度性能(例如压碎强度)。粘合剂或基质材料可包括活性材料，例如合成的或天然存在的铝硅酸盐。

催化剂，优选分子筛组分占所述催化剂的>80重量％至<100重量％并且脱氢组分由第一金属和任选的第二金属组成的催化剂，在≤50小时的运行时间后提供≤5％的所述芳族烃产率降低。

在一个或多个实施方式中，在约450℃至约750℃范围内的温度、在约35kpa至约1480kpa范围内的压力和约0.1至约20hr^-1的whsv的转化条件下，在至少20小时、或至少50小时、优选至少100小时的催化剂运行时间后，催化剂导致芳族烃产率的≤5％的降低、或7％的降低、优选≤10％的降低。

在一个优选的实施方式中，本发明的催化剂是用于制备芳族烃的催化剂，其包含：(a)以所述催化剂的重量计，>80重量％至<100重量％的结晶铝硅酸盐，其包含zsm-5或zsm-11；(b)以所述催化剂的重量计，约0.005重量％至约5.0重量％的第一金属，和(c)以所述催化剂的重量计，0重量％至约5.0重量％的第二金属，其中在制备芳族烃的方法中在所述反应区中至少50小时的平均运行时间后，所述催化剂导致芳族烃产率降低≤5％，所述工艺包括在约450℃至约750℃范围内的温度、约35kpa至约1480kpa范围内的压力和约0.1至约20hr^-1的whsv的转化条件下，在所述催化剂的存在下将≥1重量％的c2+非芳烃转化为包含≥1重量％芳族烃的产物。在一个或多个实施方式中，第一金属、任选的第二金属和无机粘合剂如上所述。本发明的催化剂通过下文公开的任何一种方法制备。

制备用于所述方法中的一种或多种催化剂的方法可以包括第一步骤：提供分子筛，优选结晶铝硅酸盐，其约束指数小于或等于约12，优选在约1至约12的范围内，更优选包含zsm-5或zsm-11的结晶铝硅酸盐。在接触步骤中，在足以使第一金属和任选的第二金属沉积在分子筛上并形成含金属分子筛的条件下，使所述分子筛与所述第一金属源和任选地所述第二金属源接触。

如果使用两种金属，则第一金属与第二金属不同。第一金属选自锌、镓、铜、银、锡、铁、钴、镍、金、锰、铬、钼、铟、钨及其两种或更多种的混合物。第二金属选自磷、铂、钯、镧、铼及其两种或更多种的混合物。

第一金属和任选的第二金属可以通过任何合适的方法沉积在结晶铝硅酸盐上，例如通过将第一金属和任选地第二金属浸渍到分子筛、优选结晶铝硅酸盐的外表面上。第一金属和任选地第二金属可以溶解在液体载体例如水性或有机载体中，与催化剂混合，然后通过蒸发或真空蒸馏干燥。该方法可称为“浸渍”。可以使用其它常规方法将第一金属和任选的第二金属沉积到分子筛上，优选结晶铝硅酸盐上，例如通过初湿含浸法，并且本发明不限于任何一种特定方法。可有效将第一金属和任选地第二金属沉积在分子筛、优选结晶铝硅酸盐上的条件的非限制性实例列于实施例3中。

当第一金属是锌时，非限制性的合适锌源选自硝酸锌、钛酸锌、硅酸锌、硼酸锌、氟硅酸锌、氟钛酸锌、钼酸锌、铬酸锌、钨酸锌、锆酸锌、亚铬酸锌、铝酸锌、磷酸锌、二水合乙酸锌、二乙基锌、2-乙基己酸锌，及其两种或更多种的混合物。

当第二金属是镧时，非限制性的合适的镧源包括镧盐、硝酸镧或其混合物。

固定床加工条件

在多个方面，可以通过在合适的转化条件下在氢气存在下使含链烷烃的进料接触转化催化剂来进行链烷烃转化反应。进料可以对应于含有约30体积％至70体积％的c3+链烷烃、或30体积％至70体积％c3-c6链烷烃、或30体积％至70体积％c3-c4链烷烃的进料。已经确定包括约500℃至约650℃(或约550℃至650℃、或约525℃至约625℃、或约550℃至约600℃)的温度，约100kpa-a至约525kpa-a(或约200kpa-a至约525kpa-a、或约200kpa-a至约450kpag、或约300kpa-a至约450kpa-a、或约200kpa-a至约350kpa-a)的总压力和约0.1hr^-1至约4.0hr^-1或约0.5hr^-1至约2.0hr^-1的重时空速(whsv)的反应条件可有利于进行链烷烃转化为液体(芳族)产物。另外，在反应器内保持氢分压可有利于减少或最小化催化剂上的焦炭形成。另外或可选地，如果反应温度低于450℃，或者低于475℃，则所需的链烷烃-芳烃转化反应的反应速率会显著下降，而将温度升高到约650℃以上会导致催化剂焦化率提高。

为了在转化反应期间保持对温度的所需控制水平，催化剂可以分布在反应器系列中的多个反应器上。例如，第一反应器可包括5重量％至15重量％的转化催化剂，第二反应器可包括15重量％至30重量％的转化催化剂，并且第三反应器可包括余量的催化剂。在操作过程中，可将进料初始加热至所需温度，例如至少550℃，或至少600℃，例如高达约650℃。然后可以将进料送至第一反应器中。应注意，用于转化的进料中的c4+组分可以比c3组分更快速地反应。通过在第一反应器中仅提供5重量％至15重量％的催化剂，例如5重量％至10重量％，或10重量％至15重量％，进料中的一部分c4+组分可以反应，同时留下一些c4+组分和大部分c3组分未反应。这可以减少或最小化第一反应器上的温降。在第一反应器之后，可以使用中间加热器将部分转化的进料的温度恢复到所需的温度，例如至少550℃或至少575℃，例如高达约600℃或高达约625℃。然后，第二反应器可以包括另一部分的催化剂，其足以在转化条件下使进料中剩余的c4+组分反应。此外，两次部分转化的进料可以使用另一中间加热器恢复到所需的温度，例如至少550℃或至少575℃，例如高达约600℃或高达约625℃。然后可使两次部分转化的进料在第三(可能是最终的)反应器中接触剩余的催化剂，以完成进料中c3组分的所需量的转化。然后可以将来自第三反应器的流出物送入分离阶段中，其中液体芳族产物(c6+)和/或其它液体产物可以与流出物中的轻质气体(c1-c3和h2)分离。

在处理一段时间后，反应器系列中的催化剂可能累积焦炭，这可导致催化剂活性的损失。然后可以将反应器系列切换到再生模式以从催化剂中除去焦炭。在任选地清除催化剂系列中的任何残留烃之后，可以将氧含量为约0.5体积％至约6体积％的稀释空气(或另一种含氧气体)加热到325℃至600℃的温度并引入反应系列中。加热的氧化环境可以允许焦炭燃烧以形成碳氧化物和一些水，然后可以从反应系列中排出和/或回收。

实施例1-转化反应期间的温度建模

在富集c3和c4的天然气进料转化以形成(芳族)液体产物的过程中，模拟含有三个固定床径流式反应器的反应器系列。使用从实验室实验开发的动力学模型进行建模。模拟的催化剂是自粘结的ga促进的h-zsm-5催化剂。相对于径流式反应器的尺寸的催化剂粒度满足等式(1)和(2)中所示的关系，其中各值为a＝200，b＝300，c＝50和d＝150。催化剂分布在反应器之间，使得催化剂的10重量％在第一反应器中，25重量％在第二反应器中，并且剩余的65重量％在第三反应器中。图5示出转化反应建模的结果。

如图5所示，基于右侧轴，进料的初始温度在600℃至610℃之间。在第一反应器之后，温度下降到约475℃，这是最大的温降。在第二反应器之后，温度下降到约520℃，而第三反应器在接近550℃时完成。在第一反应器和第二反应器之后，将部分转化的进料再次加热到600℃至610℃的温度。模型运行期间的反应压力近似为大致恒定在约400kpa。这表明使用多个固定床径流式反应器可以允许将温度控制在期望的温度范围内。特别是，固定床径流式反应器的反应器系列允许将温度控制在475℃和625℃之间，其中大多数催化剂在大约550℃的温度下接触进料。

如图5所示，基于左侧轴，初始进料包括约38重量％丁烷，约30重量％丙烷和各约15重量％的甲烷和乙烷。一部分c4组分在第一反应器(10％催化剂)中转化，而c4组分的转化在第二反应器(35％催化剂)后基本上完成。在反应器系列的末端，5重量％至10重量％的丙烷保持未转化。图5中的建模结果表明，在反应条件下可以实现含链烷烃进料的基本上完全转化。应注意，乙烷和甲烷在转化条件下不具反应性。相反，所述转化条件导致少量额外的甲烷和乙烷产生。

实施例2-转化反应期间的压力建模

实施例1中使用的动力学模型也用于比较使用固定床径流式反应器和常规固定床轴流式(例如滴流床)反应器之间的压降。在这些模拟中，使将实施例1中使用的模型进料以径流式或轴流式配置接触等量的催化剂。对于模型内的轴流式模拟，催化剂被建模为单个催化剂床，但如果催化剂在多个轴流式床中分开，则在模型内的结果不会改变。用于径流模拟的催化剂以实施例1中所述的方式在三个反应器中分开。

在等温条件下模拟反应，使得在每种类型的反应器中保持550℃的温度。图6示出径流式催化剂床和轴流式催化剂床的压力曲线。对于径流式配置，观察到小的初始压降小于20kpag(0.2barg)，在径向流期间在剩余部分的催化剂上几乎没有压降或没有压降。相反，在轴向流条件下，催化剂床的开始和结束之间的压降大致为200kpag(2barg)。为了达到约400kpa-a的平均压力，这需要首先将进料加压到约480kpa-a的压力，使得最终流出物压力为约280kpa-a。值得注意的是，在实际的反应系统中，反应系统中的后续处理组件通常也具有最小的压力要求，因此由于非模拟效应(例如通过阀门的压降)引起的任何额外的压力损失可能造成额外的困难。基于图6中的结果，使用固定床轴流式反应器将需要某种类型的中间压缩(或多级中间压缩)以实现与固定床径流式反应器系列的相对恒定的压力分布类似的压力分布。

实施例3-催化剂制备

现在将参考以下实施例更具体地描述本发明。众多修改和变化是可行的，并且应理解，在权利要求的范围内，本发明可以不同于本文具体描述的方式来实施。

α值是催化剂的裂化活性的量度，并描述于美国专利no.3,354,078中以及journalofcatalysis(催化杂志),第4卷,第527页(1965)；第6卷,第278页(1966)和第61卷,第395页(1980)中，所述文献各自通过引用并入本文。这里所用测试的实验条件包括538℃的恒定温度和可变流速，如journalofcatalysis(催化杂志),第61卷,第395页(1980)中详细描述。

h-zsm-5用作合成实施例的催化剂的原料。如实施例中所用，金属即镓(ga)、锌(zn)和磷(p)的百分比是基于催化剂重量的重量百分比。通过常规的初湿含浸技术完成向含有粘合剂的h-zsm-5挤出物中的金属添加。硝酸锌和硝酸镓用作金属添加的前体。通过将适量的金属盐溶解在去离子水中来制备硝酸盐溶液。使用催化剂的吸收系数(gh2o/g催化剂)测定初湿含浸所需的溶液体积。然后将金属盐溶液分布在铝硅酸盐上并在环境条件下放置1小时，接着在250℉(121℃)下在流动空气(5体积空气/体积固体/分钟)中干燥6小时。然后将所得固体在1000℉(538℃)下在流动空气(5体积空气/体积固体/分钟)中处理3小时。表2示出所测试的催化剂的性质。

表1

其它实施方式

实施方式1.一种固定床径流式反应器，其包括：由反应器壁的内部和透气性催化剂床壁的外部限定的外环容积，所述反应器壁的内部限定外环半径r1；由透气性中心塔壁的内部和塔帽限定的中心容积，所述中心塔壁的内部限定塔半径r3；由所述催化剂床壁的内部、所述中心塔壁的外部、内环顶部和内环底部限定的内环容积，所述催化剂床壁的内部限定内环半径r2，所述内环容积包括催化剂床，所述内环容积通过所述催化剂床壁与所述外环容积直接流体连通，所述内环容积通过所述中心塔与所述中心容积直接流体连通；所述催化剂床中的多个催化剂颗粒，所述催化剂颗粒包含等效粒径dp,e；以及第一反应器开口和第二反应器开口，所述第一反应器开口与所述外环容积流体连通，所述第二反应器开口与所述中心容积流体连通，其中所述外环半径r1、内环半径r2和所述等效粒径dp,e满足关系c*dp,e≤r1–r2≤d*dp,e，其中c为至少30并且d为300或更低，并且其中所述内环半径r2、所述塔半径r3和所述等效粒径dp,e满足关系a*dp,e≤r2–r3≤b*dp,e，其中a为至少100并且b为600或更低。

实施方式2.根据实施方式1所述的反应器，其中所述第一反应器开口包括反应器入口，或者其中所述第二反应器开口包括反应器出口，或它们的组合。

实施方式3.根据前述实施方式中任一项所述的反应器，其中所述内环容积还包含气相烃，相对于所述气相烃的重量，所述气相烃的至少5体积％包含c3+链烷烃，所述至少5体积％的c3+链烷烃任选地包括至少5体积％的c3-c6链烷烃或c3-c4链烷烃。

实施方式4.根据前述实施方式中任一项所述的反应器，其中所述催化剂床壁包括穿孔壁、催化剂床筛或其组合。

实施方式5.一种加工含链烷烃的进料的方法，其包括：使包含约30体积％至约70体积％的c3+链烷烃的进料接触一个或多个转化催化剂固定床，以形成包含c6-c12芳烃(或c6-c9芳烃)的转化流出物，所述一个或多个转化催化剂固定床包括在一个或多个径流式反应器中的固定床，在所述一个或多个固定床上的组合压降小于约100kpag(或小于约50kpag)，所述一个或多个径流式反应器包括：由反应器壁的内部和透气性壁的外部限定的外环容积，所述反应器壁的内部限定外环半径r1；由中心塔的内部和塔帽限定的中心容积，所述中心塔的内部限定塔半径r3；以及由所述透气性壁的内部、所述中心塔的外部、内环顶部和内环底部限定的内环容积，所述透气性壁的内部限定内环半径r2，所述内环容积包括催化剂床，所述内环容积通过所述透气性壁与所述外环容积直接流体连通，所述内环容积通过所述中心塔与所述中心容积直接流体连通，其中所述转化催化剂包含包括等效粒径dp,e的催化剂颗粒，其中所述外环半径r1、内环半径r2和所述等效粒径dp,e满足关系c*dp,e≤r1–r2≤d*dp,e，其中c为至少30并且d为300或更低，并且其中所述内环半径r2、所述塔半径r3和所述等效粒径dp,e满足关系a*dp,e≤r2–r3≤b*dp,e，其中a为至少100并且b为600或更低。

实施方式6.根据实施方式5所述的方法，其中所述进料在约450℃至约650℃或约475℃至约625℃的温度下接触所述转化催化剂，在所述一个或多个固定催化剂床中的压力包含至少约200kpa-a(或至少约300kpa-a，或约200kpa-a至约450kpa-a)，并且whsv为约0.1hr^-1至约4.0hr^-1(或约0.5hr^-1至约2.0hr^-1)。

实施方式7.根据实施方式5或6所述的方法，所述方法还包括在使所述进料接触所述一个或多个催化剂床的第一催化剂床之后并且在使所述进料接触所述一个或多个催化剂床的第二催化剂床之前加热所述进料的至少一部分。

实施方式8.根据实施方式5至7中任一项所述的方法，其中所述一个或多个催化剂床的第一催化剂床上的温降为约125℃或更低，或约100℃或更低。

实施方式9.根据实施方式5至8中任一项所述的方法，其还包括：从天然气原料中分离c3+链烷烃以形成至少一种包含c3+链烷烃的馏分；将所述馏分分离的c3+链烷烃的至少一部分与包含甲烷、乙烷或其组合物的气体混合以形成富集原料，其中使包含约30体积％至约70体积％的c3+链烷烃的进料接触一个或多个转化催化剂固定床包括使所述富集原料的至少一部分接触所述一个或多个转化催化剂固定床，所述气体包含甲烷、乙烷或其组合物，任选地包含一部分天然气原料、从所述天然气原料中分离的馏分或其组合物。

实施方式10.根据实施方式5至9中任一项所述的方法，其中约30体积％至约70体积％的c3+链烷烃包含约30体积％至约70体积％的c3-c6链烷烃或c3-c4链烷烃。

实施方式11.根据实施方式5至10中任一项所述的方法，其还包括分离所述转化流出物以形成包含c6-c12芳烃(或c6-c9芳烃)的馏分，并将所述包含c6-c12芳烃的馏分的至少一部分与烃液体合并。

实施方式12.根据前述实施方式中任一项所述的反应器或方法，a)其中a是至少170，或至少200，或至少300，或其中b是560或更低，或者500或更低，或者400或更低，或者它们的组合；或b)其中c是至少50，或其中d是小于200，或小于150，或c)a)和b)的组合。

实施方式13.根据前述实施方式中任一项所述的反应器或方法，其中所述等效粒径为约0.2cm至约4.0cm，或约1.0cm至约3.0cm。

实施方式14.根据前述实施方式中任一项所述的反应器，其中i)所述催化剂颗粒包含至少一种约束指数为2-12的中孔分子筛；ii)所述催化剂颗粒包含zsm-5、zsm-11、zsm-12、zsm-22、zsm-23、zsm-35、zsm-48、mcm-22、mcm-49或其组合物；iii)所述催化剂颗粒包含相对于所述催化剂颗粒的重量为0.1重量％至5.0重量％的周期表第3-13族金属，所述金属任选地包含ga、in或其组合物；或d)a)和/或b)和/或c)的组合。

实施方式15.一种转化流出物，其包含根据前述实施方式中任一项所述的反应器或方法制备的c6-c9芳烃。

虽然已经参考特定实施方式描述和说明了本发明，但是本领域普通技术人员将理解，本发明适用于本文未必说明的变型。因而，出于这个原因，为了确定本发明的真实范围，应仅参照权利要求书。