用于处理气流的方法和装置与流程

相关申请的交叉引用

本申请主张2017年7月31日提交的美国临时专利申请案第62/538,987号的优先权，所述申请以全文引用的方式并入本文中。

本公开大体上涉及化学处理，更具体地，涉及用于化学处理的反应器设计和系统。

背景技术：

许多利用气流作为反应物的反应作为反应的结果会形成额外摩尔的气体(即当在反应后存在比之前更多的气体分子)。例如，与在反应物流中存在的产物相比，脱氢和裂解反应产生额外摩尔的产物。当反应物和产物是气体时，通过形成这些额外分子，可在反应器中产生局部气体速度的变化。

技术实现要素：

当与反应物流相比，反应产生额外气体分子时，则可能会在反应器或其他系统组件中建立压力。这些压力变化可导致如流化床反应器的反应器中气体和/或固体催化剂速度的局部变化。气体速度的变化还可影响反应器的局部部分中的悬浮密度，其一般与在局部位置处反应器中的每体积催化剂的量相关。控制反应器中的流体表观速度和/或悬浮密度对于反应器的总体化学转化率和/或反应器操作规格(例如大小、形状等)可能是重要的。因此，仍然需要用于在增加气体分子数目同时控制整个反应器中的表观速度和/或悬浮密度的反应条件下处理气流的方法和装置。

更具体地说，已经发现，在反应之后相对于进料反应物的气体量形成过量的气体分子可导致气体表观速度增加并且反应器内容物的悬浮密度降低。如本文所用，“悬浮密度”是指由反应器中的固体含量(例如催化剂)和气体含量(例如气态反应物和产物)两者计算的密度。例如，当通过反应产生更多的气体时，在流化床反应器中，气体的表观速度可能会增加，有时可能会急剧增加。另外，悬浮密度(包括反应物和产物气体和固体颗粒催化剂)可能降低，使得相对于反应气体的转化率由于缺乏催化剂而降低。由于转化率受到不利影响，因此可能需要增加反应器的体积，从而增加不理想的资本成本。另外，反应器中的高气体速度可使得在给定时间难以控制系统中催化剂的量。

为了缓解或完全阻止气体速度的增加和悬浮密度的减少，已发现具有增加的截面积的流化床反应器可用于产生过量气体分子的基于气体的反应。例如，其上游部分比其下游部分更窄的流化床反应器可允许在所述流化床反应器的上游和下游部分中具有相对恒定的气体表观速度、悬浮密度或两者。相反，具有管状形状的常规流化床反应器通常具有随高度变化的气体速度。流化床反应器适当设计的几何形状(如锥形几何形状)可允许随着反应在反应器的下游部分中进行而降低气体速度的增加和/或悬浮密度的损失。也就是说，随着反应沿着反应器的高度进行(假设反应产物向上移动)，截面积的增加补偿气体体积的增加并且因此可维持相对恒定的气体速度。气体速度，悬浮密度或两者的相对稳定性可允许缓解上述问题。

根据一个或多个实施例，可通过一种方法转化反应气体，所述方法包含将所述反应气体引入流化床反应器，使得所述反应气体与催化剂接触，使所述反应气体发生催化反应以在流化床反应器中形成反应产物，并且使所述反应产物和任何未反应的反应气体穿过过渡区段。流化床反应器可包含主反应器容器(包含上游部分和下游部分)，和连接到所述主反应器容器的下游部分的过渡区段。反应气体可在主反应器容器的上游部分处或附近进入流化床反应器。所述反应可产生相对于反应气体的额外气体分子。主反应器容器可为锥形的，使得主反应器容器的上游部分包含比主反应器容器的下游部分更小的截面积，使得在主反应器容器的下游部分处的流化床反应器中的气体的表观速度小于或等于在主反应器容器的上游部分处的流化床反应器中的气体的表观速度的140％。根据一个或多个额外的实施例，可通过一种方法转化反应气体，所述方法包含将反应气体引入流化床反应器，使得所述反应气体与催化剂接触，使反应气体发生催化反应以在流化床反应器中形成反应产物，并且使所述反应产物和任何未反应的反应气体穿过过渡区段。流化床反应器可包含主反应器容器(包含上游部分和下游部分)，和连接到所述主反应器容器的下游部分的过渡区段。反应气体可在主反应器容器的上游部分处或附近进入流化床反应器。所述反应可产生相对于反应气体的额外气体分子。主反应器容器可为锥形的，使得主反应器容器的上游部分包含比主反应器容器的下游部分更小的截面积，使得在主反应器容器的所述下游部分处的流化床反应器中的悬浮密度大于或等于在主反应器容器的上游部分处的所述流化床反应器中的气体的悬浮密度的25％。

应理解，前述简要概述和以下详细描述两者都呈现了本技术的实施例，并且都旨在提供用于理解如所主张的技术的本质和特征的综述或框架。包含附图以提供本技术的进一步理解，并且将所述附图并入本说明书中且构成本说明书的一部分。附图说明各种实施例，并且与描述一起用以解释本技术的原理和操作。另外，附图和描述意指仅为说明性的，并且不旨在以任何方式限制权利要求书的范围。

本文公开的技术的额外特征和优点将在下文具体实施方式中阐述，并且将部分地由所属领域的技术人员其描述中而容易地了解或通过实践如本文所描述的技术(包括下文具体实施方式、权利要求书以及附图)而认识到。

附图说明

当结合以下附图阅读时，可以更好地理解以下对本公开的具体实施例的详细描述，其中用类似的参考数字指示类似的结构并且其中：

图1示意性地描绘根据本文所描述的一个或多个实施例的流化床反应器；

图2示意性地描绘根据本文所描述的一个或多个实施例的另一流化床反应器；

图3示意性地描绘可利用根据本文所描述的一个或多个实施例的当前所描述的流化床反应器的示例性化学处理系统；并且

图4a-图4d描绘根据本文所描述的一个或多个实施例的三个示例性实施例和比较实例的建模数据。

应理解，附图在本质上是示意性的，并且不包含所属领域中通常采用的反应器系统的一些组件，如但不限于温度变送器、压力变送器、流量计、泵、阀门等。已知这些组件在所公开的本发明的实施例的精神和范围内。然而，可在本公开所描述的实施例中增加操作组件，如本公开中所描述的那些组件。

现将更详细参考各种实施例，其中一些实施例在附图中说明。在可能的情况下，在整个附图在使用相同的参考数字来指代相同或类似的零件。

具体实施方式

本文描述了与在流化床反应器中处理化学流的方法有关的实施例。在一个或多个实施例中，所处理的化学流可称作进料流或反应物流，并且包括化学反应产物的化学流可称作产物流。应理解，当进料流的转化不完全时，产物流可包括进料流的各种组分，其可为许多化学反应的典型。

本文所描述的系统和装置(如本文所描述的流化床反应器)可用作各种流化催化反应的处理设备。所描述的方法和装置可用于反应中，其中气态进料通过与如颗粒催化剂的固态催化剂接触而转化为气态产物流。例如，可通过使用流化床反应器将烃以及其它化学原料转化成所需产物。流化床反应器在工业中提供许多用途，包括石蜡和/或烷基芳香族的脱氢、烃的裂解(即流化催化裂化)、烯烃的氯化、萘氧化制邻苯二甲酸酐、由丙烯、氨和氧生产丙烯腈、费舍尔-托普希合成(fischer-tropschsynthesis)、乙烯的聚合、烃脱水以形成轻质烯烃和一些甲醇制烯烃(mto)的反应。

根据一个或多个实施例，这些反应中的一些(如但不限于脱氢、裂解、脱水和mto)可相对于进料气体分子的摩尔数形成额外摩尔的气体分子。当产物为气态时，反应器中的局部压力可随着反应的进行而增加。在一些实施例中，此类反应可由公式ar→bp+cz表示，其中r表示反应物质，p表示产物物质，z表示另一产物物质，并且a、b和c各自表示反应中所利用的每一物质的相对量。例如，脱氢反应将产生氢作为z，或者在脱水反应中z将为水。当a小于b+c时，通过反应将形成额外分子，所述反应为用于当前所描述的方法所针对的装置的反应。因此，这些反应从每个反应的反应物分子中形成两个或更多个产物分子。应注意，以上等式仅为一个示例性化学反应，且应理解，其它反应在本公开的范围内，如存在两种或更多种产物和/或反应物的那些。

根据一些实施例，本文所描述的流化床反应器可处理包含乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷和乙苯(例如这些反应气体中的任何至少80重量％、90重量％、95重量％或甚至99重量％或其组合)的反应气体以形成产物气体，其包含乙烯、丙烯、丁烯异构体和丁二烯、异丁烯、苯乙烯或其组合(例如这些反应气体中的任何至少10重量％、至少20重量％、至少30重量％、至少40重量％、至少50重量％、至少70重量％或甚至至少90重量％或其组合)。例如，本文涵盖了适合于脱氢的气体。

现参考图1，其描绘了流化床反应器的实施例，其可通过与固体催化剂接触来处理进料流。根据本文所描述的一个或多个实施例，流化床反应器202可包含主反应器容器250、过渡区段258和下游反应器区段230，如提升管。过渡区段258可将主反应器容器250与下游反应器区段230连接。如图1所描绘，主反应器容器250可安置于下游反应器区段230下方。此类配置可以称为流化床反应器202中的上流配置。运输提升管430可将反应气体和催化剂中的一或多者供应到流化床反应器202中，并且气态反应物和产物以及催化剂可移动通过进料分配器260、通过主反应器容器250、通过过渡区段258，并且进入和通过下游反应器区段230。如图1所描绘，催化剂和产物和反应气体的移动是向上的(由x轴描绘)。如本文所描述，“表观速度”是指物质在整个物质流动方向(通过垂直于x轴的平面)上的表观速度。

如本文所描述，主反应器容器250可包括适合于给定化学反应的容器、滚筒、圆筒、缸或其它容器。在一个或多个实施例中，主反应器容器250可具有基本上为圆形的截面形状(其代表图1的截面视图)。或者，主反应器容器250的截面可以是非圆形的。例如，主反应器容器250可包含三角形、矩形、五边形、六边形、八边形、椭圆形或其他多边形或弯曲封闭形状或其组合的截面形状。如本公开中所用，主反应器容器250可以大体上包括金属框架，并且可以另外包括用于保护金属框架和/或控制处理条件的耐火衬里或其它材料。如图1所描绘，主反应器容器250可包括下部反应器部分催化剂进入端口252，其界定运输提升管430到主反应器容器250的连接。

主反应器容器250可连接到运输提升管430，所述运输提升管在操作中可在进料流中提供经处理的催化剂和/或反应物化学物质。经处理的催化剂和/或反应物化学物质可与容纳于主反应器容器250中的进料分配器260混合。在一个或多个实施例中，进料分配器260可操作以在250ft/s到80ft/s的所有护罩分配器速度下分配第一进料流和第二进料流。在这类实施例中，可利用各种进料流同时维持所需的反应器特性，如在主反应器容器250中作为快速流化、湍流或鼓泡床反应器操作，并且在下游反应器区段230中作为稀相提升管反应器操作。举例而言，根据一个或多个实施例，对于石脑油进料，主反应器容器250可利用约80ft/s的护罩分配器速度，而对于丙烷进料，主反应器容器250可利用约250ft/s的护罩分配器速度的。在额外实施例中，当石脑油用作进料流时，在流化床反应器202中的一些孔口可关闭。“护罩分配器速度”是指气体离开分配器的速度，有时是通过护罩。例如，合适的分配器公开于美国专利第9,370,759号中，其教导内容以全文引用的方式并入本文中。

如图1中所描绘，主反应器容器250可通过过渡区段258连接到下游反应器区段230。过渡区段258可以从主反应器容器250的截面的尺寸逐渐变窄成下游反应器区段230的截面的尺寸，使得过渡区段258从主反应器容器250到下游反应器区段230向内突出。

在一个或多个实施例中，下游反应器区段230可以大体上是圆柱形形状(即具有基本上为圆形的截面形状)，或可替代地是非圆柱形形状，如棱柱形状(具有截面形状为三角形)、矩形、五边形、六边形、八边形、椭圆形、或其它多边形、或弯曲闭合形状、或其组合。如本公开中所用，下游反应器区段230可以大体上包括金属框架，并且可另外包括用于保护金属框架和/或控制处理条件的耐火衬里或其它材料。

在一些实施例中，如其中主反应器容器250和下游反应器区段230具有类似截面形状的那些实施例中，过渡区段258可具有截锥体形状。例如，对于包含圆形截面主反应器容器250和圆柱形下游反应器区段230的反应器部分200的实施例来说，过渡区段258可具有圆锥台形状。然而，应理解，本文涵盖主反应器容器250的广泛多种形状，其将各种形状和大小的过渡区段258与下游反应器区段230连接。

根据一个或多个实施例，主反应器容器250可相对于流化床反应器202中的物质的大体流动方向(即x轴的方向)向外逐渐变窄。例如，图1描绘线性膨胀的主反应器容器250，其具有一段锥形的形状。尽管在一些实施例中锥形的几何形状可以是线性的，但是本文所公开的一些实施例并不是线性锥形的，如图2中所描绘。

参考图1或2，主反应器容器250可包含上游部分204和下游部分206。上游部分204可以是邻近进料分配器260的主反应器容器250的部分，并且下游部分206可以是邻近过渡区段258的主反应器容器250的部分。主反应器容器250的中心部分208可在上游部分204与下游部分206之间等距离安置(基于主反应器容器250的x方向上的高度)。大体上，主反应器容器250的上游部分204可具有比主反应器容器250的下游部分206更小的截面积，从而界定主反应器容器250的截面几何形状中的锥度。如本文所描述，除非另外明确说明，否则“截面积”是指在基本上正交于反应物和/或产物的平均流动方向的平面(即垂直于图1中的x轴的平面)中，反应器零件的一部分的截面的面积。例如，在图1中，主反应器容器250、过渡区段258和下游反应器区段230或其各者任何部分的截面积是位于由水平方向界定的平面的方向上和进入到页面中的方向(正交于流体运动方向，即在图1中垂直向上)上。在额外实施例中，上游部分204可具有比中心部分208更小的截面积，并且中心部分208可具有比下游部分206更小的截面积。因此，在一些实施例中，中心部分208的截面积可小于下游部分206的截面积，并且大于上游部分204的截面积。

在一个或多个实施例中，主反应器容器250的下游部分206的截面积可以是主反应器容器250的上游部分204的截面积的1.2到1.8倍(例如1.2到1.4、1.4到1.6、或1.6到1.8)。根据一个或多个实施例，主反应器容器250的高度可以是2ft到12ft(例如2ft到4ft、4ft到6ft、6ft到8ft、8ft到10ft、或10ft到12ft)。

在一个或多个实施例中，主反应器容器250的锥度可通过主反应器容器250的特定部分处的斜度来描述。例如，主反应器容器250在上游部分204、下游部分206和中心部分208处可具有可测量的斜度(即宽度变化的一半除以高度变化)。也就是说，恒定的截面形状的斜度为0。在图1的实施例中，斜度在整个主反应器容器250上可以基本恒定，如相对于上游部分204、下游部分206和中心部分208基本恒定。此类基本恒定的斜度对应于主反应器容器250的线性轮廓。在额外实施例中，如图2的实施例，主反应器容器250可包含在下游部分206处或附近的斜度比在主反应器容器250的上游部分204处或附近的斜度更小的斜度。在此类实施例中，中心部分208处的斜度可小于上游部分204的斜度并且大于下游部分206的斜度。如以下实施例中所解释，主反应器容器250的斜度和相对形状可影响位于主反应器容器250内的局部处的表观气速和/或悬浮密度。

如图1和图2所描绘，向内逐渐变窄的过渡区段258和向外逐渐变窄的主反应器容器250形成流化床反应器202的几何配置，其中具有最大截面积的流化床反应器202的部分位于过渡区段258和主反应器容器250连接点(即位于主反应器容器250的下游部分206处或附近)处。下游反应器区段230可具有比过渡区段258和主反应器容器250更小的截面积。在一个或多个实施例中，下游反应器区段230可具有比主反应器容器250的上游部分204更小的截面积。

根据本文所描述的实施例，向外逐渐变窄的主反应器容器250的至少一个用途是其对主反应器容器250中的局部位置处的气体表观速度和/或悬浮密度的影响。可能理想的是沿着主反应器容器250的高度方向具有相对恒定的气体表观速度和/或悬浮密度。例如，可能理想的是在上游部分204的两个或更多处具有与下游部分206或中心部分208相似的气体表观速度和/或悬浮密度。

根据一个或多个实施例，在主反应器容器250的下游部分206处的流化床反应器中的气体的表观速度可小于或等于主反应器容器250的上游部分204处的流化床反应器中的气体的表观速度的140％(例如小于或等于130％、小于或等于120％、小于或等于110％、小于或等于100％、小于或等于90％或甚至小于或等于80％)。例如，在额外实施例中，在主反应器容器250的下游部分206处的流化床反应器中的气体的表观速度可以为主反应器容器的上游部分204处的流化床反应器中的气体的表观速度的60％到140％、70％到130％、80％到120％或甚至90％到110％。在额外的实施例中，在主反应器容器250的下游部分206处、在主反应器容器250的上游部分204处、或两者处的流化床反应器中的气体的表观速度可小于或等于主反应器容器250的中心部分208处的流化床反应器中的气体的表观速度的140％(例如小于或等于130％、小于或等于120％、小于或等于110％、小于或等于100％、小于或等于90％或甚至小于或等于80％)。例如，在主反应器容器250的下游部分206处、在主反应器容器250的上游部分204处、或两者处的流化床反应器中的气体的表观速度可以为主反应器容器250的中心部分208处的流化床反应器中的气体的表观速度的60％到140％、70％到130％、80％到120％或甚至90％到110％。

根据额外实施例，在主反应器容器250的下游部分206处的流化床反应器中的悬浮密度可大于或等于主反应器容器250的上游部分204处的流化床反应器中的悬浮密度的25％(如大于或等于35％、大于或等于50％、或甚至大于或等于75％)。例如，在额外实施例中，在主反应器容器250的下游部分206处的流化床反应器中的悬浮密度可以为主反应器容器的上游部分204处的流化床反应器中的悬浮密度的25％到175％、50％到150％、80％到120％或甚至90％到110％。在额外实施例中，在主反应器容器250的中心部分208处的流化床反应器中的悬浮密度可以为主反应器容器250的上游部分204处的流化床反应器中的悬浮密度的大于或等于40％、50％、60％、70％或甚至80％。

如本文所描述，主反应器容器250的上游部分204和下游部分206处的表观速度可通过利用已知等式(如具有流化床反应器202内的物流的可测量特性的理想气体定律)来确定。可以利用主反应器容器250的上游部分204和下游部分206对应的温度和压力，以及进入和离开主反应器容器250的质量流率和气体组成来确定主反应器容器250的上游部分204和下游部分206处的表观速度。例如，可以在流化床反应器内使用温度和压力探针，并且可将沿着流化床反应器的高度处的滑流确定为特定高度的气体组成。另外，可通过比较在两个反应器高度处的压力和应用的已知等式来确定悬浮密度。应理解，因为可能需要两次测量来确定悬浮密度，所以可通过从邻近分配器的区域和分配器的下游一英尺(例如上方)收集的数据来测量上游部分204处的悬浮密度。类似地，可以通过从邻近过渡区段258的区域和过渡区段258的上游一英尺(例如下方)收集的数据来测量下游部分206处的悬浮密度。

在一个或多个实施例中，基于形状、大小和其它处理条件(如在主反应器容器250和下游反应器区段230中的温度和压力)，主反应器容器250可以等温或接近等温的方式操作(如在快速流化、湍流或鼓泡床反应器中)，而下游反应器区段230可以更多的活塞流方式操作(如在稀相提升管反应器中)。举例来说，图1的流化床反应器202可包含作为快速流化、湍流或鼓泡床反应器操作的主反应器容器250和作为稀相提升管反应器操作的下游反应器区段230，其中结果为平均催化剂和气流同时向上移动。如在本文中所用的术语，“平均流量”是指净流量，即总向上流量减去逆流流量或反向流量，其为一般流化粒子的典型行为。如本文所描述，“快速流化”反应器可指利用流化流型的反应器，其中气相的表观速度大于噎塞速度并且在操作中可为半致密的。如本文所描述，“湍流”反应器可指流化流型，其中表观速度小于噎塞速度，并且比快速流化流型更致密。如本文所描述，“鼓泡床”反应器可指流化流型，其中在高致密床中明确界定的气泡以两个不同的的相存在。“噎塞速度”是指在垂直传送管线中保持固体处于稀相模式所需的最小速度。如本文所描述，“稀相提升管”可指以输送速度操作的提升管反应器，其中气体和催化剂在稀相中具有大致相同的速度。

在一个或多个实施例中，流化床反应器202中的压力可在6.0到44.7磅/平方英寸绝对压力(poundpersquareinchabsolute，psia，约41.4千帕(kpa)，到约308.2kpa)的范围内，但是在一些实施例中，可采用更窄的选择范围，如15.0psia到35.0psia(约103.4kpa到约241.3kpa)。例如，压力可为15.0psia到30.0psia(约103.4kpa到约206.8kpa)、17.0psia到28.0psia(约117.2kpa到约193.1kpa)、或19.0psia到25.0psia(约131.0kpa到约172.4kpa)。本文中从标准(非si)到公制(si)表达式的单位转换包括“约”，以指示由于转换可能存在于公制(si)表达式中的舍入。

在额外实施例中，用于所公开工艺的重时空速(whsv)在反应器中的范围可以为0.1磅(lb)到100lb化学进料每小时(h)每lb催化剂(lb进料/h/lb催化剂)。例如，其中反应器包含充当快速流化、湍流或鼓泡床反应器的主反应器容器250和充当提升管反应器的下游反应器区段230，在主反应器容器250中表观气速可在2英尺/秒(ft/s，约0.61米/秒，m/s)到80ft/s(约24.38m/s)的范围内，如2ft/s(约0.61m/s)到10ft/s(约3.05m/s)，并且在下游反应器区段230中在30ft/s(约9.14m/s)到70ft/s(约21.31m/s)的范围内。在额外实施例中，完全为提升管类型的反应器配置可以单个高表观气速下操作，例如，在一些实施例中始终为至少30ft/s(约9.15m/s)。

在额外实施例中，按重量/重量(w/w)计，流化床反应器202中催化剂与进料流的比率可在5到100范围内。在一些实施例中，比率可在10到40的范围内，如12到36，或12到24。

在额外实施例中，主反应器容器250中的催化剂通量可为1磅每平方英尺-秒(1b/ft²-s)(约4.89kg/m²-s)到20lb/ft²-s(到约97.7kg/m2-s)，并且下游反应器区段230中的催化剂通量可为10lb/ft²-s(约48.9kg/m2-s)到100lb/ft²-s(约489kg/m2-s)。

根据额外实施例，流化床反应器202可包括内部结构，如在美国公开案第2016/0375419中所描述的那些，其内容以全文引用的方式并入。

现参考图3，其示意性地描绘了并有流化床反应器(如图1或图2的流化床反应器)的示例性反应器系统102并且适合与本文中所描述的方法一起使用。应理解，图3的系统仅是示例性系统，并且其他系统可以与本文所描述的流化床反应器一起使用。

反应器系统102大体上包含多个系统组件，如反应器部分200和/或催化剂处理部分300。如本文在图2的情形下所用，反应器部分200大体上是指其中进行主要处理反应的反应器系统102的部分，如脱氢反应、裂解反应、脱水反应或甲醇制烯烃反应，例如形成轻质烯烃。反应器部分200包含流化床反应器202，所述流化床反应器可包括下游反应器区段230和主反应器容器250。根据一个或多个实施例，如图3所描绘的，反应器部分200可另外包括催化剂分离区段210，其用于将催化剂自流化床反应器202中形成的化学产物中分离。而且，如本文所用，催化剂处理部分300大体上是指其中以某种方式处理(如通过燃烧)催化剂的反应器系统102的部分。催化剂处理部分300可包含燃烧室350和提升管330，并且可任选地包含催化剂分离区段310。在一些实施例中，可通过在催化剂处理部分300中燃烧污染物(如焦炭)来使催化剂再生。在额外实施例中，可在催化剂处理部分300中加热催化剂。如果在催化剂上没有形成焦炭或另一种可燃材料，或在催化剂上形成的焦炭量不足以燃烧以将催化剂加热到所需温度，那么可使用补充燃料以加热在催化剂处理部分300中的催化剂。在一个或多个实施例中，催化剂分离区段210可以与燃烧室350流体连通(例如通过竖管426)，并且催化剂分离区段310可以与主反应器容器250流体连通(例如通过竖管424和输送提升管430)。

如相对于图3所描述，进料流可进入输送提升管430，并且产物流可经由管道420离开反应器系统102。根据一个或多个实施例，可通过将化学进料(例如在进料流中)和流化催化剂进料到主反应器容器250中来操作反应器系统102。化学进料与主反应器容器250中的催化剂接触，并且每个化学进料向上流入并通过下游反应器区段230以产生化学产物。化学产物和催化剂可从下游反应器区段230流出到催化剂分离区段210中的分离器件220，其中将催化剂与化学产物分离，所述化学产物被输送出催化剂分离区段210。将经分离的催化剂从催化剂分离区段210传递到燃烧室350。在燃烧室350中，可通过例如燃烧来处理催化剂。例如但不限于，催化剂可以是脱焦的并且/或可以燃烧补充燃料以加热催化剂。接着，催化剂从燃烧室350流出，并且通过提升管330到达提升管终端分离器378，其中至少部分地分离来自提升管330的气体和固体组分。将蒸气和剩余固体输送到催化剂分离区段310中的二级分离器件320，其中剩余催化剂与来自催化剂处理的气体(例如通过燃烧废催化剂或补充燃料放出的气体)分离。接着经由竖管424和输送提升管430将经分离的催化剂从催化剂分离区段310(经由部分312)传递到主反应器容器250，其中所述经分离的催化剂进一步用于催化反应。因此，催化剂在操作中可以在反应器部分200与催化剂处理部分300之间循环。一般来说，包括进料流和产物流的经处理的化学流可为气态的，并且催化剂可为流化颗粒固体。

通过输送提升管430进入主反应器容器250的催化剂可以通过竖管424传递到输送提升管430，因此从催化剂处理区段300到达。在一些实施例中，催化剂可经由竖管422直接来自催化剂分离区段210并且进入输送提升管430，其中催化剂进入主反应器容器250。此催化剂可稍微失活，但在一些实施例中仍可适用于在主反应器容器250中反应。如本文所用，“失活”可指经如焦炭的物质污染或温度比所需更低的催化剂。再生可除去如焦炭的污染物、升高催化剂的温度、或两者。

在操作中，催化剂可通过下游反应器区段230(从主反应器容器250)向上移动，并且进入分离器件220。在一些实施例中，下游反应器区段230可包含内部部分234(即在催化剂分离区段210内)和外部部分232。可经由催化剂分离区段210的气体排出端口216处的管道420从反应器系统102除去经分离的蒸气。根据一个或多个实施例，分离器件220可以是旋流分离系统(cyclonicseparationsystem)，其可包括两个或更多个旋流分离阶段。在分离器件220包含多于一个旋流分离阶段的实施例中，流化流进入的第一分离器件被称为初级旋流分离器件。来自初级旋流分离器件的流化流出物可以进入二级旋流分离器件以进行进一步分离。初级旋流分离器件可包括例如初级旋流器和可以名称vss(可购自uop)、ld2(可购自史威公司(stoneandwebster))和rs2(可购自史威公司)商购的系统。初级旋流器描述于例如美国专利第4,579,716号、第5,190,650号和第5,275,641号，所述专利各自以全文引用的方式并入本文中。在利用初级旋流器作为初级旋流分离器件的一些分离系统中，采用一组或多组额外旋流器，例如二级旋流器和三级旋流器，以用于使催化剂与产物气体进一步分离。应理解，在本发明的实施例中可以使用任何初级旋流分离器件。

根据一个或多个实施例，在与分离器件220中的蒸气分离之后，催化剂通常可穿过汽提塔224移动到催化剂排出端口222，其中催化剂经由竖管426被转移出反应器部分200并且进入催化剂处理部分300。任选地，催化剂还可经由竖管422直接转移回主反应器容器250中。或者，催化剂可与经处理的催化剂在输送提升管430中预混合。

根据一个或多个实施例，如在反应器系统102中操作化学过程可包含通过将催化剂从流化床反应器202传送到再生单元(如图2的实施例的燃烧室350)再循环用于化学过程的催化剂，在再生单元中处理相应催化剂，并且将第一催化剂从再生单元传送到流化床反应器202。

现参考催化剂处理部分300，如图3中所描绘，催化剂处理部分300的燃烧室350可包括一个或多个下部反应器区段进入端口352并且可与提升管330流体连通。燃烧室350可经由竖管426与催化剂分离区段210流体连通，所述竖管可将废催化剂从反应器部分200供应到催化剂处理部分300上以用于再生。燃烧室350可包括额外的下部反应器区段进入端口352，其中空气入口428连接到燃烧室350。空气入口428可供应反应气体，其可与废催化剂或补充燃料反应以至少部分地再生催化剂。例如，催化剂在反应之后可在主反应器容器250中焦化，并且可通过燃烧反应将焦炭从催化剂(即再生催化剂)除去。例如，可经由空气入口428将氧化剂(如空气)进料到燃烧室350中。可替代地或另外，如当在催化剂上没有形成焦炭时，可将补充燃料注射到燃烧室350中，所述补充燃料可燃烧以加热催化剂。在燃烧之后，经处理的催化剂可在催化剂分离区段310中分离并且经由竖管424递送回反应器部分200。

实例

以下实例本质上是说明性的，并且不应该用来限制本申请的范围。

构建模型以计算随反应器几何形状变化的流化床反应器中的预期悬浮密度、转化率和表观气速。流化床反应器具有类似于图1或图2的几何形状，但是主反应器容器具有指定的锥度。具体地，悬浮密度、转化率和表观气速是作为具有向外逐渐变窄的壁的各种反应器几何形状的高度的函数来计算。流体动力学的计算是基于kunii，d.，和levenspiel，o.，《流化床中固体的夹带(entrainmentofsolidsfromfluidizedbeds)》，《粉末技术(powdertechnology)》，61,1990,193-206中公开的方法。模型模拟了一个反应，其中每个反应气体分子形成两个产物气体分子。反应器底部的气体速度为3.5ft/s。

在第一测试实施例(比较实例)中，测试了恒定的反应器直径。图4a、图4b和图4c中的线502描绘了分别作为反应器高度的函数的悬浮密度、转化率和表观气速。图4d在线502中描绘了主反应器容器的恒定直径。结果显示，在直径恒定的情况下，随着高度的增加，悬浮密度显著降低，而随着高度的增加，表观气速显著提高。

第二测试实施例在图4a、图4b、图4c和4d中描绘为线504。在此实施例中，主反应器容器的几何形状允许恒定的表观气速作为反应器高度的函数。在此类配置中，与恒定直径比较实例相比，悬浮密度在所有高度处保持较大。对于此类实施例，主反应器容器的几何轮廓可以在图4d中看到，其中轮廓的斜度随着高度的增加而增加，并且主反应器容器的上半部几乎是圆柱形的。

第三测试实施例在图4a、图4b、图4c和4d中描绘为线506。在此实施例中，主反应器容器的几何形状是线性的，其中在主反应器容器的下游部分的直径等于第二测试实施例的直径。在此类配置中，与比较实例中相比，悬浮密度和表观气速都更理想。

第四测试实施例在图4a、图4b、图4c和4d中描绘为线508。在此实施例中，主反应器容器的几何形状是类似于第三示例性实施例的线性的，但是在下游部分更宽，使得可以实现0.5的转化率。与比较实例相比，此实施例还增加了悬浮密度并且降低了表观气速。

计算第一、第二、第三和第四示例性实施例的滞留时间和平均密度，并且描绘于下表1中。

表1：

如图4b所示，设计具有锥形几何形状的反应器在更低的高度处具有更高的转化率。因此，可以预期的是，本文公开的锥形的几何设计可用于建造和操作比常规反应器更短(相对于总进料速率)的反应器。另外，在不受理论束缚的情况下，认为更短的反应器可能导致滞留时间缩短，其可能由于热裂解反应减少，而导致脱氢反应的更高选择性。

对于所属领域技术人员来说将显而易见的是，在不脱离本发明的精神和范围的情况下可以对本发明进行各种修改和变化。因为所属领域的技术人员可以对并入本发明的精神和实质的所公开的实施例进行修改组合、子组合和变化，所以本发明应解释为包括在所附权利要求书范围内的所有内容及其等同者。