在熱解反應器系統中將烴原料熱解的方法

專利名稱：在熱解反應器系統中將烴原料熱解的方法
技術領域：
本發明涉及使用再生式熱解反應器轉化烴。本發明涉及在
再生式熱解反應器中將存在于含非揮發性物的烴原料中的烴裂化的方 法。在所述烴經歷熱解之前從所述原料中除去非揮發性物。更具體地 說，本發明涉及進入再生式熱解反應器系統或多個這樣的熱解反應器 系統的含非揮發性物的原料的質量改進的方法和設備。
背景技術：
常規蒸汽裂化爐認為是將含大比例揮發性烴，例如乙烷、 瓦斯油和石腦油的高質量原料裂化的有效工具。類似地，再生式熱解 反應器也是已知的并通常用于轉化或裂解和進行循環的、高溫化學過 程例如可以在比常規蒸汽裂化爐中可以合適進行的溫度更高的溫度下 進行的那些反應。再生式反應器循環通常是對稱的(在兩個方向中的化
改變)。對稱的循環通常用于進行相對溫和的放熱化學過程，例如再生 式熱氧化("RTO， regenerative thermal oxidation")和自熱重整 ("ATR， autothermal reforming")。不對稱的循環通常用于進行吸熱 化學過程，并且希望的吸熱化學過程與不同的放熱化學過程(通常為燃 燒)配對，以便為吸熱反應提供反應熱。不對稱的循環的實例是伍爾夫 (Wulff)裂化、變壓重整及其它再生式熱解反應器方法。再生式熱解反 應器在本領域中一般認為能夠將烴轉化或裂化。然而，它們還沒有達 到烴轉化的商業應用或普遍應用，這至少部分地歸因于它們還沒有成 功地適應經濟規模的事實。這種失敗在商業上至少在很大程度上歸因 于設備不能充分地控制和應對非常高的溫度和在該方法的再生或加熱 階段過程中結合燃料和氧化劑的方式。這種缺陷導致以商業規模的熱 降解。高溫難以維持和容忍延長的時期并導致過早設備故障。2006年
512月21日在USPT0提交的標題為"Methane Conversion to Higher Hydrocarbons"的美國專利申請號11/643, 541中提出了一種解決方 案，該申請主要涉及熱解系統的甲烷原料，利用創造性推遲的燃燒過 程。如同蒸汽裂化爐一樣，再生式熱解反應器也非常適合用于 基本上不含非揮發性組分，例如金屬及其它殘留或不可揮發組分的揮 發或可揮發的原料，不然這些非揮發性組分將作為灰分下沉并積聚在 反應器中。熱解反應器通常在比蒸汽裂化爐更高的溫度下運轉。非揮 發性物可以廣泛地限定為是指任何殘油、金屬、礦物質、灰分形成物、 瀝青質(asphaitenic)、焦油、焦炭或其它組分，或原料內在所選的沸 點或溫度以下不會氣化并在熱解期間或之后可能在反應器系統內留下 不希望的殘渣或灰分的污染物。最值得關注的非揮發性組分是作為灰 分沉積在反應器系統內并不能通過再生容易除去的那些組分。許多烴 焦炭組分可以僅在熱解反應器系統中通常應用的高溫下燃燒離開所述 床并因此往往與一些其它殘留組分相比不太受關注。 一些非揮發性原 料組分，例如金屬和/或礦物質可能留下灰分組分，之后該灰分組分甚 至在高的再生溫度下也難以從反應器除去。通常，再生式反應器包括反應器床或區(通常包含某種類 型的耐火材料)，其中反應在反應器系統內進行。常規再生式反應器通 常將燃料流、氧化劑、或補充用量的這些反應物中的一種，直接遞送 到位于反應器床的流路內某處的位置。然后使該遞送的反應物在其中 進行放熱反應并加熱反應器介質或床。此后，排出反應過的反應物并 將熱解原料，例如烴原料料流(優選氣化的)引入所述介質或床的受熱 區域，并暴露于受熱介質以引起反應器原料加熱和熱解成熱解的反應 器原料。然后從反應器的反應區取出該熱解的反應器原料并驟冷或冷 卻，例如在反應器系統的驟冷區域中驟冷或冷卻，以使熱解反應停止 并產生熱解產物。然而，如同蒸汽裂化一樣，使用較低成本的原料例如，作 為非限制性實例，原油、重質餾分、受污染的石腦油和冷凝物和常壓殘油作為再生式熱解反應器的原料可以有利于經濟狀況。令人遺憾地， 這些經濟方面有利的原料通常含有不希望量的非揮發性組分并且至今 仍不可接受作為再生式反應器原料。非揮發性物經由材料例如灰分、 金屬和/或焦炭的沉積導致反應器結垢。再生式熱解反應器不具有加工 這些另外經濟方面裂化有利的原料的靈活性，因為，雖然通常可以燒 掉焦炭，但是灰分和金屬在反應器內的沉積物或積累物不能容易地燃 燒或除去。非揮發性物在特定原料內的臨界濃度可以依賴于變量例如 預期的工藝、原料條件或類型、反應器設計、工作參數等改變。 一般
而言，進入反應器的原料料流的超過2 ppmw(ppm wt)的非揮發性物濃 度(例如，灰分、金屬、殘油等)將引起熱解反應器中顯著結垢。 一些 經濟上合乎需要的較低成本原料可以含有至多10wty。非揮發性物，而 還有的其它原料可以含有遠遠超過10wt。/。非揮發性物。因為當加熱到 大于大約600T(315。C)(在氧化環境中)時非揮發性物不氣化，而是分 解以形成灰分、金屬、焦油和/或焦炭，所以在缺陷原料中存在的非揮 發性物作為結垢劑在熱解反應器的反應段中下沉或積聚，這提高經過 反應器的壓降并導致堵塞和降低的效率。 一般而言，在反應器原料中 僅可以容許低水平的非揮發性物(例如，<2 ppmw，優選<1 ppmw)或更 具體地i兌低水平的灰分(通過ASTM D482-03或ISO 6245: 2001測量)。 一般根椐ASTM D6560測定非揮發性物。已經采用各種技術處理石油烴原料以除去其中包含的非
方法有助于:進用于常規^汽裂化的包含非揮發性物的烴、原料的質 量。然而，大多數情況下，這些方法受困于操作條件限制、用于改型 的空間限制、高的投資成本和高的操作成本，這歸因于所使用的加工 步驟、所要求的設備的高投資費用和/或從原料除去的非揮發性物的量 方面不能滿意的降低限制。例如，用加工低成本原料所必要的所有設 備裝備蒸汽裂化聯合裝置(comp 1 ex)中若干蒸汽裂化爐中的每一個以 提供進入每個蒸汽裂化爐的裂化段的可接受、不含非揮發性物的原料 可能是相當昂貴的。再生式熱解反應器聯合裝置中存在類似且甚至放大的問題，這歸因于它們的原料質量要求和提高的溫度苛刻度。本發明提供改進含非揮發性物的烴原料的質量以使此種 原料適合用作再生式熱解反應器系統的原料料流的革命性方法。本發 明提供在原料經歷再生式熱解反應器中的熱解之前從該原料中除去灰 分形成非揮發性物的商業上有用且成本有效的技術。
發明內容
發明概述本發明涉及烴的熱解并且在一個實施方案中包括在再生 式熱解反應器系統中減少由于將含非揮發性物的烴原料熱解引起的灰 分形成的方法。在一個方面中，本發明方法包括在再生式熱解反應器 系統中將含非揮發性物的烴原料熱解并從此種方法中減少灰分形成的 方法，該方法包括(a)在再生式熱解反應器系統的上游將含非揮發性 物的爛原料加熱到足以形成氣相和含非揮發性物的液相的溫度；(b) 將所述氣相與所述液相分離；(c)將所述經分離的氣相的至少一部分轉 移至或供給所述再生式熱解反應器系統；和(d)在所述再生式熱解反應 器系統中將所述經分離的氣相的至少 一部分轉化(例如，裂化)以形成 熱解產物。優選地，當將經分離的氣相供給反應器系統時，此種氣相 基本上不含非揮發性物。此外，所述再生式反應器系統是反流(reverse flow)類型的再生式反應器系統可能是優選的。在另一個實施方案中， 所述熱解反應器系統包括至少兩個熱解反應器系統并且在這些熱解反 應器系統的至少兩個中將經分離的蒸氣裂化。將經分離的蒸氣轉移至 反應器系統并在其中裂化，優選通過將蒸氣以并流(例如，基本上同時) 供給所述至少兩個反應器系統而基本上同時在該至少兩個反應器系統 中裂化。在另一個實施方案中，本發明包括以下步驟將稀釋劑 或汽提劑，例如氫氣連同經分離的氣相一起供給熱解反應器系統以便 在該再生式熱解反應器系統內在該稀釋劑或汽提劑存在下將該氣相裂 化。氫氣通常可以是優選的稀釋劑或汽提劑。對于一些備選方法，蒸 汽可以用作稀釋劑或汽提劑。然而，蒸汽在許多方法中可能不是優選
8的，因為，與蒸汽裂化不同，在熱解反應器溫度下，例如在120(TC以 上蒸汽可以與烴反應形成一氧化碳和氬氣。在又一個方面中，本發明包括使用反流類型再生式熱解反 應器系統由烴原料制造烴熱解產物，例如烯烴、芳烴和/或乙炔的創造 性方法，其中該反應器系統包括(i)包括第一終端和第二終端的第一反 應器，和(ii)包括主終端和副終端的第二反應器，并且所述第一反應 器和第二反應器彼此按串流(series flow)關系取向使得所述第二反 應器的副終端緊鄰所述第一反應器的第二終端。在一個方面中，本發 明方法包括以下步驟(a)在再生式熱解反應器系統的上游將含非揮發 性物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮 發性物的液相的溫度；(b)將所述氣相與所述液相分離；(c)經由第一 反應器中的第一通道供應第一反應物并經由第一反應器中的第二通道 至少供應第二反應物，使得從所述第一反應器的第一終端將所述第一 反應物和所述第二反應物供給第一反應器；(d)在所述第一反應器的第 二終端處將所述第一反應物和所述第二反應物合并并使該合并的反應 物反應以產生加熱的反應產物；(e)讓所述加熱的反應產物穿過第二反 應器以將該反應產物的至少一部分熱轉移至第二反應器以產生加熱的 第二反應器；(f)將步驟(b)的經分離的氣相的至少一部分作為烴原料， 和任選的稀釋劑或汽提劑，轉移至熱解反應器系統并通過所述加熱的 第二反應器到所述笫一反應器，以將所述經分離的氣相原料的至少一 部分轉化成熱解烴產物；(g)在所述第一反應器中將所述熱解產物驟 冷；和(h)從所述反應器系統回收經驟冷的熱解產物。在另 一個方面中，本發明還包括將所述基本上不含非揮發 性物的經分離的氣相冷凝，儲存該冷凝的烴，并隨后使用該冷凝的烴 作為再生式熱解反應器系統的原料。 附圖筒述圖l(a)和l(b)是根據本發明的再生式反流熱解反應器系 統中兩個步驟的簡化示意圖。圖2是示例性的再生式床反應器系統的另一個圖解說明，其推遲了燃燒、控制了放熱反應的位置、并合適地驟冷回收
(recuperation)反應器床。圖3說明了示例性氣體分配器的軸向視圖。圖4說明了用于受控燃燒的示例性氣體/蒸氣混合器和通
道的橫截面視圖。圖4a是圖4的一部分的剪切視圖(cutout view)。
圖5是說明本發明一個實施方案的簡化工藝流程圖。
詳細描述術語"轉化(convert)"和"轉化(converting)"在此廣泛
地限定為包括依靠至少熱解熱引起的烴原料中的有機分子的任何分子 分解、裂化、裂解、轉化和/或重整，并且可以任選地包括催化、氬化、 稀釋劑和/或汽提劑中 一種或多種的補充。本文所使用的表述"基本上不含非揮發性物"是指氣相中 非揮發性物的濃度被降低到極低水平。本領域技術人員知道難以達到 非揮發性物與烴原料例如原油的完全分離。結果，氣相可以含有痕量 的非揮發性物。因此，在本發明上下文中，雖然目標是氣相不含非揮
發性物，但是認可氣相可以含有可接受的痕量的非揮發性物，例如通 常2ppmw或更低的量，但是仍認為是基本上不含非揮發性物。經分離 的氣相優選含有小于1 ppmw非揮發性物。更優選，該氣相含有小于 0. 5 ppmw非揮發性物。對于特定應用，變量例如熱解條件和反應器設 計將規定氣相中攜帶的非揮發性物的合適的閾值。圖5示出了本發明一個非限制性實施方案的簡化示意性 流程圖，包括經由入口管線(l)將其中含非揮發性組分的烴原料供給或 轉移至加熱裝置/區域(3)。優選的稀釋劑與烴原料的摩爾比可以為大 約1 : 1-大約5: 1。在進入反應器系統的所述加熱的熱解反應段后，例 如在進入反應器的其中發生熱解反應化學過程或轉化的區域后。換句 話說，添加到烴原料或經分離的氣相中的稀釋劑的量優選導致大約 1:1-大約5:1的稀釋劑與經分離的氣相的摩爾比。含有揮發性物和非 揮發性物兩者的混合物的基本上任何烴原料可以有利地用于該方法。 此類原料的實例包括以下物質中的一種或多種蒸汽裂化瓦斯油和殘渣、瓦斯油、加熱用油、噴氣式發動機燃料、柴油、煤油、汽油、焦 化石腦油、蒸汽裂化石腦油、催化裂化石腦油、加氫裂化油、重整油、 殘液重整油、費-托液體、費-托氣體、天然汽油、餾出液、石腦油、 原油、常壓管式蒸餾釜底部流出物、包括底部流出物的真空管式蒸餾 釜料流、直餾石腦油、寬沸程石腦油、來自精煉廠的重質非直餾烴料 流、真空瓦斯油、重質瓦斯油、被原油污染的石腦油、常壓殘油、重 質殘油、(V殘油摻合物、冷凝物、受污染冷凝物、石腦油殘渣摻合物
和它們的混合物。烴原料可以具有至少400下(200"C)(例如，大于或 等于400°F (200。C)，例如超過1200°F (650°C)，甚至超過1500°F (815 。C))的標稱終沸點并將通常具有至少500T (26(TC)的標稱終沸點。一 些優選的烴原料包括原油、常壓殘油、受污染冷凝物和瓦斯油餾出液、 焦油、燃料油和循環油。氣化的烴原料可以包括經歷吸熱重整(例如重 整成乙炔)的基本上任何其它烴材料作為共原料(co-feed)，包括天然 氣混合物、其它石油烷烴、石油餾分、煤油、噴氣式發動機燃料、燃 料油、加熱用油、柴油燃料和瓦斯油、汽油和醇類。 一種優選的共原 料可以是可以充當氫給體稀釋劑的烴組分，例如萘滿和二氫蒽，氫化 芘，和加氫處理的蒸汽裂化焦油。優選地，所述共原料在引入反應器 系統的溫度和壓力下將呈蒸氣或氣體狀態。已經經過精煉廠加工的烴料流，例如石腦油、瓦斯油等可 以是適合的反應器原料。如果所述原料在它們輸送至熱解設備的過程 中被灰分形成組分污染，則本發明方法將清洗該原料。然而，典型的 輕質精煉廠料流的使用可能由于與其它更重質原料相比原料的較高成 本而限制該方法的吸引力。更重質、更多芳烴的原料通常是每單位重 量成本更低的，但是可能產生更低的乙炔和乙烯產率和更高的炭或焦 油產率。由于更重質原料的高芳烴含量，原料具有更低的氫含量并且 在熱解期間，缺乏氫的原料可能形成焦油、焦炭或煤煙。在氫氣稀釋 劑或氫給體共原料存在下的轉化將提供可用于重整器的額外的氫氣以 促進來自重質原料的較重質部分的經分離的氣相的更好轉化。存在于烴原料中的非揮發性物的量將依賴于原料源和質量改變。例如，污染物、全餾程真空瓦斯油和石油原油通常含有較高
水平的非揮發性分子，例如，高達20wt。/。非揮發性物。其它原料可以 含有甚至更高濃度的非揮發性物。本發明方法中使用的典型的烴原料 可以按大約5-大約40wt。/。的量含有非揮發性物，基于總烴原料的重在加熱裝置(3)中，將爛原料加熱到足以形成氣相和液相的 溫度。烴原料的加熱不限于任何特定的技術。例如，可以通過以下手 段例如但不限于，換熱器、蒸汽注射、浸沒的熱盤管(submerged heat coil)或火焰加熱器進行加熱。在一些實施方案中，加熱裝置可以是單 獨裝置，例如圖5中的元件(3)所示，并且在其它實施方案中，加熱裝 置可以與分離裝置(7)集成或位于其內。將烴原料加熱到的溫度將依賴 于烴原料的組成和區分氣化級分和液體級分的所需分界點改變。通常， 將含非揮發性物的烴原料加熱到液相烴原料的至少5 0 %轉變成氣相， 優選該原料的大于大約90wt% ,更優選大于98wt。/。被氣化的溫度。示 例性的分離容器溫度可以為大約400T-大約1200T (200。C-650'C)。 優選地，將爛原料加熱到大約450下-大約IOOG下(23G。C-54(TC)，更 優選大約500T-大約950°F(260-510。C)的溫度。因為包含在烴原料中 的非揮發性物基本上是非揮發性的，所以它們保留在未揮發的液相內。 非揮發性物在氣/液相中的每一種中的比例是烴分壓和烴原料被加熱 到的溫度兩者的函數。令人希望地，加熱的原料的大約50-大約98wt %將處于氣相中。更加優選地，原料的至少90wt。/。將揮發到氣相中。 基本上使所有原料氣化對越重質的原料可能變得越困難。出于識別目 的，經分離的原料料流的氣化或揮發級分在此可以稱作經分離的氣相， 即使此種級分在供給進入熱解爐之前是整個或完全冷凝的，部分冷卻 或冷凝的，儲存的，和/或稍后再氣化的。優選地，將經分離的氣相以 氣相形式供給熱解爐。仍參照圖5，對于具有外部或單獨的加熱和分離裝置的 實施方案，經由管線(5)將加熱的原料轉移至分離裝置(7)，其中將氣 相與液相分離。對于集成或內部加熱裝置，在氣-液分離裝置中將氣相與液相分離。適合于將氣相與液相分離的設備的實例包括分離罐(例 如，基本上任何氣-液分離器)、閃蒸罐、兩相分離器、蒸餾裝置、罐 內具有加熱裝置的閃蒸罐、分離罐內具有加熱裝置的分離罐和它們的 組合。示例性的加熱裝置可以包括直接火焰加熱器、蒸汽、對流加熱、 換熱器、輻射加熱、電阻加熱或其它熱源。在許多實施方案中，影響
原料料流分離步驟以致氣相基本上不含非揮發性物(例如，使小于lwt
%非揮發性物被攜帶到經分離的氣相中，基于經分離的氣相的總重量， 基本上在分離容器的氣相出口處或附近測定)可能是重要的。否則，夾 帶在氣相中的非揮發性物將被攜帶到熱解反應器中并可能引起結焦和 /或灰分問題。加熱裝置(3)和分離裝置(7)位于熱解反應器系統上游。上 游僅僅是指首先將烴原料分離成氣相與液相，然后將氣相轉移至熱解 反應器。也可以存在中間步驟或加工，例如在裂化之前將氫氣引入氣 相和/或氣相的氫化。雖然加熱裝置和分離裝置在圖5中描述為分離的 裝置，但是它們可以結合成單一裝置("加熱/分離裝置")。適合的加熱 /分離裝置的實例包括蒸餾塔、分餾器和減粘裂化爐，以及在罐內具有 加熱烴原料的裝置的分離罐和閃蒸罐。將包含在加熱/分離裝置內的烴 原料加熱的適合的技術的實例包括將氫氣注入加熱/分離裝置中存在 的烴原料，在氬化裝置/方法中的加熱和浸入加熱/分離裝置中存在的 液態烴原料中的加熱器。另外和優選地，火焰加熱器可用來加熱烴原 料。含非揮發性物的烴原料的加熱可以例如通過火焰加熱器、換熱器 (在內部或外部，包括但不限于常規換熱器、浸沒的內部盤管或元件、 對流或輻射加熱、感應加熱和/或來自反應系統的熱)、蒸汽注射和/ 或它們的組合進行。雖然加熱裝置(3)和分離裝置(7)各自在圖5中顯 示為相應的單一和單獨的裝置，但是這些裝置中的每一個也可以備選 地包括多個裝置，例如，分離裝置可以包括多于一個分離罐、分離器 和/或閃蒸罐。如下面所論述，加熱裝置(3)和分離裝置(7)也可以基本 上結合或集成為共同的裝置。對于一些方法實施方案，在分離裝置(7)，或視情況而定，在加熱/分離裝置內維持蒸氣與液體的規定的恒定比可能是優選 的，但是所述比例難以測量和控制。然而，加熱的原料在分離之前的 溫度可以用作測量、控制和維持裝置中大致恒定的蒸氣與液體比的間 接參數。理想地，原料溫度越高，將被氣化并作為裂化用氣相的一部 分可獲得的烴的百分率越高。然而，當原料溫度過高時，非揮發性物 例如焦炭前體可能存在于氣相中并被攜帶到對流反應器管中，最終使 該反應器管結焦和/或灰化。然而，氫氣稀釋劑將幫助抑制焦炭前體形 成或至少使它變得適當，因為反應器中產生的附加的游離氫將促進反 應器中焦炭的燒除。然而，應該仍避免反應器中的灰化。原料分離步 驟的主要目標是除去灰化前體。反之，如果加熱的原料的溫度過低，則這可能導致低的蒸 氣與液體之比，結果更多揮發性烴保留在液相中并不可用于裂化。與
沒有氫氣存在的分離步驟相比，將氫氣稀釋劑添加到分離器和/或熱解 反應器中允許提高分離步驟和容器的溫度。因此，與原料中不存在氫
氣稀釋劑的情況相比，將甲烷或其它共原料和任選的氫氣稀釋劑或氫 給體稀釋劑供給進入分離器甚至可以進一步使更高百分率的烴原料能
夠揮發，而不會形成難處理的灰分/焦炭前體。加熱的原料的最大分離溫度也可能依賴于烴原料的組成。 如果原料含有較高量的較輕質烴，則原料的分離溫度可以較低，同時 使可接受百分率的原料氣化。如果原料含有較高量的不太揮發性或較 高沸點炫，則可以將原料的溫度加熱到用于分離的較高值，但是還可 能需要氫氣稀釋劑。例如，對于真空瓦斯油原料，通常可以將加熱的 原料料流的溫度維持在大約400T (20(TC)-大約1200T (650。C)的范 圍內。除了溫度之外，通常還希望維持基本上恒定的烴分壓以在 分離容器中維持基本上恒定的蒸氣與液體之比。通常，用于加熱的原
料料流的烴分壓依賴于存在于原料中或與原料混合的氫氣或其它汽提 劑的量。在本發明方法的一個方面中，可能優選在分離步驟上游將共 原料與經原料料流結合或直接地結合到分離步驟中。類似地，也可以在分離步驟上游或在其中將氫氣、或氫給體稀釋劑添加到烴料流中。所述共原料稀釋劑料流可以幫助加熱的分離步驟中改進的烴原料氣化和分離。可以將附加的稀釋劑單獨地或另外地添加到經分離的蒸氣料流中和/或直接地添加到熱解反應器中。分離步驟中產生的氣相的量可以廣泛地改變，這依賴于應
用和原料輸入速率。例如，在一些應用中，氣相流動速率可以是僅具有部分熱解反應器負荷的蒸氣流動速率，而在其它應用中，蒸氣流動
速率可以同時負荷多個(兩個或更多個)熱解反應器。更進一步，在一些應用中，對于特定的設施，氣相流動速率可以超過反應器(一個或多個)負荷容量，藉此超過的蒸氣餾分可以冷凝和儲存以便隨后用于蒸汽裂化和/或用作熱解反應器原料，或送到其它應用或用途。例如，可以儲存冷凝的材料至少一天、 一星期或甚至更久，例如在罐或其它儲存容器中儲存，或作為原料送給其它方法。總熱解反應器負荷容量的測定是可由加工領域技術人員測定的。例如，總負荷容量可以由熱量要求、流量、反應要求等計算。熱解容量有時受反應器的熱輸出能力和熱量利用以及穿過反應器系統的效率限制。在一些實施方案中，本發明方法包括使用多個熱解反應器，例如至少兩個熱解反應器系統，至少包括第 一熱解反應器系統，并且經分離的氣相的量超過第 一熱解反應器系統的反應器容量。因此，可以使用附加的反應器處理經轉移的氣相原料的總容量以便熱解。例如，單個加熱器-分離器系統可以為兩
個或更多個反應器系統(例如一組反應器系統)給料。仍參照圖5，可以從分離區(7)將含非揮發性物的液相作為塔底料流排出或移除，例如經由管線(9)。這種材料可以作為燃料油銷售或進一步加工，例如，經歷流化催化裂化(FCC)、焦化或POX以產生更高價值的產物等。液相除了非揮發性物之外還可以含有樹脂。樹脂與非揮發性物的區別主要在于具有更低分子量、更少多核芳烴、在
脂族烴中更加可溶和金屬含量更低。可以經由管線(ll)將經分離的氣相作為塔頂料流從分離裝置(7)排出并送到一個或多個(兩個或更多個)熱解反應器，例如圖5所示，其中將兩個反應器描述為熱解反應器系統(17)和(19)。經分離、氣化的烴可以包括各種濃度的相關聯氣體，例如乙烷及其它烷烴。氣化級分還可以包括雜質，例如H2S和/或氮氣，并且可以在供給反應器系統之前脫硫。雖然示出了兩個熱解反應器，但是在一些應用中也可以使用三個或更多熱解反應器。或者，可以經由管線(21)除去基本上不含非揮發性物的氣相，在冷卻裝置(23)中冷卻成液體，然后經由管線(25)轉移到儲存裝置(27)中。雖然冷卻裝置和儲存裝置在圖5中各自描述為單獨的裝置，但是在其它應用中，它們可以包括共同的(例如，基本上集成或結合的)熱-分離器裝置。共同的加熱器-分離器裝置可以包括，例如，蒸餾柱、罐內具有加熱裝置的閃蒸罐、分離罐內具有加熱裝置的分離罐中的一個或多個和它們的組合。 一些設施還可以包括多個共同的裝置以充當一個或多個反應器系統。此外，冷卻裝置和/或儲存裝置中的每一個可以包括一個或多個這樣的相應裝置，例如儲存裝置可以包括多個罐。可以經由管線(29)將液體(或其一部分)從儲存裝置(27)轉移至管線(11)，然后以基本上并流形式，例如經由管線(13)和(15),流到或轉移到熱解反應器(17)和(19)。然后可以將裂化反應產物轉移至產物分離過程，例如經由出口管線(49)和(51)。如示例性的圖5所示，可以將來自分離裝置(7)(有或者沒有臨時存儲器(27))中的分離的氣化相或餾分轉移(例如經由給料管線(11))至一個或多個熱解反應器系統，例如以反應器系統(17)和(19)所示，例如經由管線(13)和(15)。將該經分離的氣相原料經過管線(13)和/或(15)引入相應的反應器系統(一個或多個)并加熱到足以將該蒸氣料流轉化或裂化成更高價值烴，例如乙炔的混合物的溫度。根據一種優選的方法，將經分離的蒸氣原料暴露到反應器系統內的預先加熱的熱點(hot spot)或反應區中保持規定的合適停留時間(通常小于1.0秒， 一般小于O. 5秒，經常小于O. l秒，而1-100ms的優選范圍是優選的)，然后驟冷以使反應停止而為裂化產物料流內的優選的烴產物混合物或熱解產物提供希望的選擇性。更長的反應對間傾向于促進焦炭的形成。在許多優選的應用中，將允許反應進行 足夠的時間以將氣相烴裂化成更小的組分，例如使烷基斷裂成甲基(例
如，CH4、 013和CH》和氬化物自由基(hydride radical).經引入或在 中間產生的甲烷或甲基自由基的至少一部分在反應器系統中被轉變成 乙炔熱解產物。芳烴分子可以類似地轉變成乙炔或聯乙炔自由基熱解 產物。曱烷共原料可以進一步幫助形成氫化物自由基，該氫化物自由 基可以幫助抑制焦炭和幫助反應進行到形成乙炔。典型的優選方法還 可以包括對最終裂化熱解產物料流混合物內的乙炔具有較高選擇性 (>=Owt%)。可以由優選的方法產生的其它示例性的熱解產物可以包 括氫氣和甲烷，連同一些其它組分例如殘留焦炭。氣化原料料流的一 些組分可以在反應器系統內被轉化，直接地轉化成乙炔熱解產物。例 如，在高苛刻度再生式反應器中，高溫將引起脂族或非芳族鏈的碳或 曱基自由基的斷裂，同時可以將原料內的芳烴直接重整成乙炔或聯乙 炔。優選地，在反應器系統內發生足夠的驟冷以致不要求單獨的附加 驟冷步驟(例如，換熱器等)來使轉化停止以防運轉超出對乙炔的高選 擇性的生產。裂化的熱解產物混合物可以包括具有很大差異的氣態烴 類，例如從曱烷至焦炭，并且可以包括飽和、單不飽和、多不飽和和 芳族的化合物。在一些方面中，產生的熱解產物是稀乙炔料流(主要是 乙炔，有一些氫氣和未反應的甲烷)，該料流可以容易地在氣相或液相 中氫化成乙烯。乙炔氫化反應器可能是例如，使用已知的加氫處理催 化劑的標準固定床工藝。在另一種示例性的方法中，來自分離過程的氣化料流可以 包含烴(例如脂族、環烷族和芳族的化合物)的混合物。此種蒸氣料流 可以被冷凝和儲存以便稍后供給再生式反應器系統或在基本上沒有經 歷中間冷凝步驟的情況下供給反應器系統。可以根據再生方法加熱再 生式反應器，藉此引入放熱反應性組分，例如燃料和氧化劑并使之在 反應器中反應而加熱反應器介質，并從反應器移除所得的反應產物。 然后，可以將氣化原料引入反應器內的加熱區或使之通過該加熱區。典型的條件可以包括0. 001-l.Q秒的停留時間并通常可
17以包括，例如，大約5-50 psia (34-345 kPa)的壓力。在一些實施方 案中，反應器條件可以在真空壓力下，例如小于15 psia(103 kPa)。 可以從反應器系統移除裂化的熱解產物，例如經由管線49和/或51 并轉移至其它方法以便回收該裂化產物的各種組分產物。反應器系統
還可以包括附加的給料管線(未顯示)例如燃料和氧化劑給料管線、汽 提劑給料管線、排出管線等。根據本發明的再生式熱解反應器系統一般是相比常用于 商業蒸汽裂化操作的典型蒸汽裂化型烴系統具有更高溫度的烴熱解反 應器系統。例如，商業石腦油蒸汽裂化操作通常在小于大約815匸 (1500下)的爐子輻射盤管出口溫度下運轉。然而，與本發明有關的術 語"再生式熱解反應器系統"是指循環(再生)熱烴熱解系統，該系統將 待轉化的烴料流(例如，經分離的氣相)加熱到至少1200°C (2192T), 優選超過1500匸(2732下)，或對于一些應用，更優選超過1700'C (3092 下)的溫度。在一些反應中，甚至可能優選將原料加熱非常短的持續時 間，例如小于0.1秒，到超過2000。C (3632下)的溫度。示例性的優選 方法可以將反應器內的原料料流熱解，例如在大約1500-大約1900°C， 更優選大約1600-大約1700'C的溫度下熱解。示例性的停留時間優選 可以是短的，例如小于O, l秒，優選小于大約5毫秒。在一些方面中， 可以在氫氣、氫化物、其它烴和/或其它稀釋劑或汽提劑存在下進行經 分離的氣相的轉化或裂化。蒸氣級分轉化為更高價值烴例如乙炔通常 需要高的重整溫度，在過去這被認為是商業化和效率上的顯著障礙。本發明人的發明中至少一部分認可必要的高溫可以通過 在填充床系統的中間產生高溫熱氣泡達到。這種熱氣泡可以經由兩步 法產生，其中熱量(1)經由推遲的原位燃燒加入到反應器床中，然后(2) 經由原位吸熱重整從床中除去。本發明的關鍵優勢在于能夠一致地管 理和約束可以長期容許這些條件的反應器區(一個或多個)內的高溫氣 泡(例如〉1600'C)。本發明的方法提供了基本上連續操作的、大規模、 循環的再生式反應器系統，它是可按照商業規模使用和操作的，從而 克服了現有技術中的限制。
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再生式反應器系統或方法可以一般描述為在再生式反應 器中的烴熱解，或者更特別地為在再生式反應器系統中經由烴的熱解 將揮發的經料流轉化為乙炔或其它熱解產物。 一種示例性的再生式熱 解反應器系統包括第 一反應器和第二反應器并包括反流型再生式熱解 反應器系統，例如圖l(a)和l(b)中所示。在一種優選的配置中，第一 反應器和笫二反應器可以相對于共同流路彼此按串流關系取向，并且 更優選沿著共同的中央軸。共同軸可以是水平、垂直的或者別的方式。 再生式熱解反應器是循環反應器，藉此在循環的第一部分中，材料可 以沿一個方向流過反應器并反應一段時間，從而產生并傳遞熱到反應 器介質，然后，在循環的第二部分中，可以供給相同和/或其它材料通 過該反應器以響應于所述熱而反應并從而產生熱解產物。在反流型的 再生式熱解反應器中，在循環的第二部分期間，材料按與循環第一部 分中材料流動的方向相反的方向流動。再生式熱解反應器系統含有包 括反應器的加熱區或熱區的反應區(其中發生大多數高溫反應化學過 程)和驟冷區，該驟冷區用來從反應的產物吸收熱并從而通過冷卻反應 產物而使反應過程或化學過程停止。 一般而言，轉移至或供給進入反 應器系統的經分離的蒸氣原料的至少一部分(i)在反應區中裂化而形 成熱解產物，和(ii)在驟冷區中及時將該裂化反應產物驟冷以在所需 的熱解產物步驟使反應停止從而產生熱解產物。如果沒有及時將反應 驟冷，反應可能繼續，從而使分子斷裂成焦炭、它們的元素組分或不 太希望的產物組分。本發明包括一種方法，其中第一和笫二原位燃燒反應物 各自分別地，但是優選基本上同時地，通過驟冷反應器床(例如第一反 應器床)，經由基本上獨立的流路(通道)，以獲得第一反應物和第二反 應物總的結合重量的驟冷(冷卻)效果。(雖然只討論了第一反應物和第 二反應物，但是再生反應也可以包括額外的反應物和反應物流動通 道)。在它們到達反應器系統中的設計位置并且在放熱反應區(例如燃 燒區)內相互反應之前，兩種反應物還同時通過熱的驟冷床加熱。第一 反應物和第二反應物的這種推遲了的燃燒允許原位的、在反應器系統內希望的位置處放熱再生反應的定位引發。反應物被允許在反應區中結合或混合以在其中原位燃燒， 并且在反應器系統內部產生高溫區或熱氣泡(heat bubble)(例如， 1500-1700°C)。優選通過混合反應物的反應物混合器提高結合過程， 以促進在希望的位置基本上完全的燃燒/反應，該混合器優選位于第一 反應器和第二反應器之間。燃燒過程保持發生足夠長的時間，使得通 過第一反應器的第一反應物和第二反應物的流動還使得大部分(如所 希望的)通過反應(如熱氣泡)產生的熱量轉移，進入并且至少部分通過 第二反應器，但是優選非所有流路都通過第二反應器以避免熱量的浪 費和第二反應器的過熱。煙道氣可以通過第二反應器耗盡，但是優選
大部分熱量保持在第二反應器中。在再生步驟期間轉移到第二反應器 的熱量的量仍然是有限的，或者由所希望的暴露時間或者揮發的烴原 料氣體將具有的，用來重整高溫第二反應器介質以將揮發的烴及其它 烴轉化為乙炔的空間速度決定。在再生或加熱第二反應器介質之后，在下一個/反轉步驟 或循環中，將來自此前論述的分離步驟的揮發的烴餾分供給或使之流 過第二反應器，優選從與加熱步驟期間的流動方向相反的方向供給或 流過。為了將熱量轉移給揮發的烴作為反應能量，在熱氣泡區域內揮 發的烴與熱的笫二反應器和混合器介質相接觸。除了不浪費熱量，顯 著過度加熱重整器/第二反應器床可能不利地導致延長的反應，其晚于 乙炔產生點后裂化烴，將其降解為元素組分。因此，在再生步驟期間 加入到床中的熱量的總量不應該超過以下情況所需的熱量的之和(a) 維持重整反應，該反應用于在合適的時間段內將供應的烴吸熱轉化為 乙炔，其依賴于許多因素，例如反應器大小、尺寸、蒸氣流動速率、 使用的溫度、希望的接觸時間、循環持續時間等等，以及(b)對于從系 統中的熱量損失，該損失是作為通過反應器壁的傳導損失和隨著流出 產物的對流損失。儲存在反應器系統中的熱量的總量雖然通常大大的 多于在任何單一循環轉化所需的最少量。但是希望避免使溫度氣泡 (temperature bubble)過大，以至于在該溫度的4亭留時間變得太長。
20如通常對于反應器系統所做的那樣，可以對反應器系統進行常規的實 驗和精細的調整以及測試，以獲得反應器條件的最佳設定。在優選的實施方案中，反應器系統可以描述為含有兩個區 /反應器(1)回收熱的(第一)區/反應器，以及U)重整(第二)區/反應 器。由于促進烴蒸氣重整為乙炔優選不需要催化劑，所以在大多數優 選實施方案中，在反應器床中不存在催化劑。然而，可能有一些應用， 其由于催化劑的存在而獲利，以達到某種范圍的重整性能，并且這些 實施方案也在本發明的范圍之內。再生式床反應器系統的基本的兩步不對稱循環描述于圖 la和lb中，根據具有兩個區/反應器的反應器系統；第一或回收器 (recuperator)/驟冷區(7)和第二或反應/重整區(1)。反應器區(l)和 回收器區(7)都包括再生床。此處使用的再生床包含有效儲存和轉移熱 量的材料。術語"再生式反應器床，，是指也可以用于實施化學反應的 再生床。再生床可以包含墊層(bedding)或填充材料例如玻璃或陶瓷珠 或球、金屬珠或球、陶瓷(包括氧化鋯)或金屬蜂巢材料、陶瓷管、擠 出整體塊(monolith)、以及類似物，只要它們為了加工潛力(operating margin)能保持完整性、功能性并且經得起長期暴露在超過1200°C (2192下)，優選超過1500°C (2732下)，更優選超過1700°C (3092T), 甚至更優選超過2000'C (3632下)的溫度中。如圖la所示，在循環的"反應"步驟一開始，反應區 (1)(也作為重整器或第二反應器)的副終端(5)處于比反應床(1)的主 終端(3)更高的溫度，并且回收器或驟冷區(7)的至少一部分(包括第一 終端(9))處于比反應區(1)更低的溫度，以提供對于合成氣體反應產物 的驟冷效果。含有烴的反應物原料，優選還有稀釋劑或汽提劑，例如 氫氣或蒸汽，通過導管(一個或多個)(15)引入重整或反應區(l)的主終 端(3)。因此，在一個優選的實施方案中，術語熱解包括加氫熱解。來自入口 (一個或多個)(15)的原料料流吸收來自重整器 床(l)的熱量，并發生吸熱反應以制備希望的乙炔產物。由于這個步驟 進行，基于系統的傳熱性能產生了在溫度曲線(2)中的移動，如箭頭所示。當床設計為具有適當的傳熱能力時，這個曲線具有相對陡的溫度 梯度，隨著步驟的進行該梯度將移動穿過反應區(l)。溫度梯度曲線越 陡，反應可控制得越好。反應氣體在升高的溫度下通過副終端(5)離開反應區(1), 并且通過回收器反應器(7)，通過第二終端(ll)進入，并且在第一終端 (9)處作為合成的氣體離開，該合成的氣體包含乙炔、 一些未轉化的曱 基化物和氫氣。回收器(7)的溫度起初比反應區(1)的溫度低。由于合 成的反應氣體通過回收器區(7)，基本上在第一終端(9)處氣體被驟冷 或冷卻至接近回收器區溫度的溫度，在一些實施方案中其優選大約具 有與循環的第二步驟期間經由導管(19)引入到回收器(7)的再生原料 相同的溫度。由于反應氣體在回收器區(7)中冷卻，溫度梯度(4)在該 區的再生床(一個或多個)中產生，并且在這個步驟期間移動穿過回收 器區(7)。驟冷過程加熱了回收器(7)，其必須在第二步驟中再次冷卻， 為了稍候提供另 一個驟冷服務，并且為了避免熱氣泡的尺寸和位置逐 漸增長通過驟冷反應器(7)。在驟冷之后，反應氣體在(9)經由導管(17) 離開回收器，并且經處理以便分離和回收各種組分。循環的第二步驟，其稱為再生步驟，隨后開始于經由導管 (一個或多個)(19)第一和第二再生反應物的重新引入。第一反應物和 第二反應物分別朝著回收器(7)的第二終端(11)通過熱回收器(7)，其 中為了在或靠近反應器系統的中央區域(13)處進行放熱反應或燃燒而 使它們相結合。再生步驟如圖lb所示。再生需要將回收的顯熱從回收器 區(7)轉移到反應區(1)，以使反應床(l)熱再生用于隨后的反應循環。 再生氣體/反應物進入回收器區(7)例如經由導管(一個或多個)(19)， 并且流過回收器區(7)并進入反應區(1)。在這樣的操作中，溫度梯度 (6)和(8)可以移動穿過床，如圖l(b)的范例圖形的箭頭所示，與圖l(a) 中反應循環期間發展的溫度梯度圖形相似但是方向相反。燃料和氧化
燒。從回收器區回收的熱量與燃燒的熱量一起轉移到反應區，從而使布置在其中的再生反應床(l)熱再生。在本發明的一個優選實施方案中，第一反應物，例如烴燃 料，在第一反應器床(7)中沿某些通道向下導引(每一個通道優選含有 包括多個導管的反應物流路)。在一個實施方案中，通道包括一個或多 個蜂巢整體塊型結構。蜂巢整體塊包括擠出的多孔結構，正如通常在 反應工業中所知的，例如在催化轉化器中等。術語"蜂巢"廣泛地用于 指多孔橫截面形狀，其包括多個流路或導管通過該擠出的整體塊，并 且不意味著將結構或形狀限制為任何特別的形狀。在提供接觸時間和 傳熱的同時，蜂巢整體塊可以實現低壓力損失傳遞。優選在區域之間 (例如，第 一反應器和笫二反應器之間的介質之間或介質之內)使用混 合器以在該混合器內和/或其后使燃燒能夠進行或幫助燃燒。第一通道 和第二通道的每個通道廣泛地被定義為各自的傳導性的導管(一個或 多個)或流路(一個或多個)，反應物和合成氣體的一種通過其流過第一 反應器床(7),并且可以包括單一的導管，或更優選且更合適地多個導 管(例如數十個、數百個、或甚至數千個基本上平行的導管或管子)， 它們從例如氣體/蒸氣分配器噴嘴或專用反應物端口接收原料。導管各自通常具有任意的橫截面形狀，但是通常優選圓形 或規則的多邊形橫截面形狀。每個通道可以優選提供基本上平行、通 常流過反應器介質的共同流。因此，第一通道可以只是單一的導管， 但是更合適的是許多導管(依賴于反應器尺寸、流動速率、導管尺寸 等)，例如，如圖2所例舉的那樣。通道優選包括多個導管，每個都接 收和傳導反應物，例如通過氣體分配器中的噴嘴遞送的。導管可以按 照沿著流路的橫流方向彼此隔離(例如不流體連通)，或它們可以基本 上被隔離，以使反應物通過導管壁滲透到相鄰導管相對于反應物流動 的分離基本上不重要。 一個優選的反應器實施方案包括多個區段，其 中每個區段包括第一通道和第二通道，以便在離開反應器后，在相關 的混合器區段中，各自的第一反應物和各自的第二反應物相混合。包 括多個區段以提供良好的熱分配穿過反應器系統的整個橫截面面積。參見圖4,混合器區段(45),例如，可以混合來自排列在
23特別區段中的多個蜂巢整體塊的反應物流。每個整體塊優選含有數個 (多于一個)導管。傳送第一反應物的導管的集合可以被認為是第一通 道，并且特別的反應器區段可以包括傳導第一反應物的整體塊和/或導 管的多個集合，藉此區段包括用于第一反應物的通道。類似地，笫二 反應物也可以流過區段中的一個或多個整體塊，集合構成第二通道。 因此，術語"通道"廣泛地用于包括導管(一個或多個)或導管的集合， 其至少傳遞第一或第二反應物。反應器區段可以僅包括第一和第二通 道，或者用于第一反應物和第二反應物的每一個的多個流路的多個通
道。混合器區段(45)隨后可以從兩個或多個通道中收集反應物氣體。 優選地，混合器區段(45)將來自 一個第 一通道和一個第二通道的流出 物混合。可以認識到，在一些優選的實施方案中，至少部分地由于 在第一反應器的第一終端(17)處的一些混合，通道中的一些或甚至數
個導管將有可能傳送第一反應物和第二反應物的混合物。然而，輸送 第 一反應物和第二反應物的可燃混合物的導管數目足夠低，使得化學
計量的可反應的反應物的大部分直到離開所述第一反應器的所述第二 終端之后才反應。通過溫度、時間和流體動力學的結合控制那些導管 中燃燒或放熱反應引發的軸向位置，其中在那些導管中傳遞反應物混 合物。燃料和氧氣通常需要溫度-依賴和混合物-依賴的自燃時間以發 生燃燒。雖然一些反應將可能在輸送反應物混合物的導管的軸向部分 內發生。然而，由于具有這種反應的通道的數目足夠小，從而在反應 器中對整個熱平衡的影響僅為可接受或不重要的水平，因此這種反應 是可接受的。應該設計特別反應器系統的設計細節，從而盡可能合理 地避免反應物在導管內的混合。根據本發明的方法不需要大的壓力變化，以使反應物和產 物循環通過反應器系統。在一些優選實施方案中，揮發的烴的重整或 熱解步驟在相對低的壓力下發生，例如小于約50psia，而再生步驟也 可以在類似的壓力下進行，例如小于約50psia，或略高的但是仍然相 對低的壓力，例如小于約250psia。在一些優選的實施方案中，揮發
24的烴熱解步驟在約5psia到約45psia,優選從約15psia到約35psia 的壓力下進行。從約7psia到約35psia和從約15psia到約45psia 的范圍同樣也被考慮。本領域技術人員在擁有本發明公開內容的情況 下不超過常規實驗可以確定最經濟的范圍。可以使用高于或低于上述 公開范圍的壓力，雖然它們可能具有更低的效率。例如，如果通過從 燃氣輪機抽取來獲得燃燒空氣的話，則可能優選再生發生的壓力為， 例如，約100psia到約250psia。然而，進一步舉例，如果采用通過 風扇或鼓風機獲得的空氣的方法更為經濟的話，則再生可以在更低壓 力例如15-45psia下進行。在本發明的一個實施方案中，熱解和再生 步驟的壓力基本上是相同的，兩步驟的壓力差距小于大約10psia。顯而易見，可以使用一些控制流動的方法(例如閥、旋轉 反應器床、止回閥、遮板、限流器、定時系統等)來控制氣體料流動、 開動、定時、并交替兩個流動系統之間的物理床。在再生步驟中，為 了燃燒，空氣和燃料必需通過反應器系統移動并結合。空氣可以通過 壓縮機、鼓風機或風扇來移動，這依賴于反應器希望的操作條件和位 置。如果使用壓力較高的空氣，則可能希望通過可使機械能量恢復的 膨脹渦輪機來使得燃料氣體膨脹。此外，廢氣的一些部分可以再循環 并與新進的空氣混合。廢氣再循環(EGR)料流可以用在第 一反應器中供 應的第一反應物和第二反應物中的至少一種來供應。這種EGR可以用 于減少再生原料的氧含量，其能降低再生原料的最大絕熱火焰溫度。 在沒有EGR的情況中，CH4/空氣混合物具有約198(TC的最大絕熱火焰 溫度；&/空氣混合物為約2175°C。因此，即使通過限制燃料的流動速 率控制平均溫度，任何差的稀釋都可以導致接近最大火焰溫度的局部 熱點。通過有效地增加稀釋劑例如伴隨氧分子的仏(和燃燒產物)的用 量，EGR的使用可以降低最大熱點溫度。例如，當50%過量空氣用于燃燒時，用于H廣燃料/空氣 的最大絕熱火燃溫度從大約3947°F (2175。C)降低到大約2984T (1640 。C)。將供應空氣的氧含量降至大約13%可能造成大約2984T(1640 。C)的最大絕熱火焰溫度，不考慮局部混合效應。重整或熱解步驟以及流動圖解如圖l(a)所示。將烴原料料流的分離的氣相轉移至反應器系 統入口 ，優選與作為稀釋劑或汽提劑的氫氣或氫氣源混合或一起供應， 在第二反應器內或在進入第二反應器之前，并且在由再生步驟產生的 高溫熱氣泡中熱解。在離開第二反應器和任選的混合器之后，熱解的產物料流 必須被冷卻或驟冷以使轉化過程在乙炔或其它合適的階段停止。這一 步驟的時機是重要的，因為沒有及時和適當地將反應驟冷， 一些希望 的產物，例如乙炔將被反應繞過并且熱解產物將對有價值或希望的產 物不具有希望的選擇性。然而， 一些熱解產物仍不是用于加工輸出的 所需最終材料。相反地，對于制得的熱解產物例如乙炔的優選應用是 在化工廠的流動過程中作為中間產物，用于獲得其它優選產物，例如 乙烯基酯、乙烯、乙醛、丙醛、和/或丙醇、丙烯酸等等。典型的所需 熱解產物可以是烯烴和/或炔烴。 一些通常希望的烯烴可以包括乙烯、 丙烯和/或丁烯。 一些通常希望的炔烴可以包括乙炔。驟冷之后，合成的氣體料流可以提供到分離乙炔、甲烷、 氪氣及其它氣體的分離過程中。回收的甲烷和氫氣可以再循環以在反 應器系統中再次加工。分離過程程序可以將乙炔轉化為其它最終產物。 這些產物中的每一種可以進一步加工以提供附加用途的產物，例如乙 醛通常是乙醇、乙酸、丁醛和/或丁醇制備過程中的中間體。從體積和 價值的角度考慮，乙烯是多數塑料的基礎構建段(buUding block), 并且可以通常優選用于生產乙炔。適宜地通過氫化從乙炔來制備乙烯。 在本發明一些實施方案中，它可能也是本發明氣化的烴轉化過程的共 產物。另一種高吸引力的產物是乙醇，它適宜地可以通過首先將乙炔 水合為乙醛和再將乙醛氫化為乙醇來制備。乙醇具有吸引力是因為它 容易從遠處運送，并且容易脫水成為乙烯。如果制備成本足夠低的話， 乙醇同樣可以適用于作為發動機燃料。氣化的烴料流轉化為乙炔遺留了過量的氫氣。理想化的反 應是將脂族鏈裂化成各種甲基并經由甲基化物(methyls)進一步轉化 成乙炔繼續熱解反應。曱烷轉化的示例性反應是
262 CH4— C2H2 + 3 H2消耗約+45 kcal/mol轉化的CH4。如上述反應所示，氫氣是本方法的一種有價值的副產物。 對于更小的范圍，乙烯和丙烯也是有價值的產物，其由于氣化的烴不 完全的還原成更高級烴而產生。未反應的氣化烴也是用于回收的有價 值的產物。相應地，氫氣的分離和回收、烯烴例如乙烯和丙烯的分離 和回收、未轉化的氣化烴蒸氣原料的分離和回收是根據本發明的方法 中的各種單獨考慮和集合考慮都優選的步驟。未轉化的氣化烴優選送 回到加氫熱解反應器，使得它可以二次轉化。 一定量的氫氣也應該送 回到足以控制產物分布的選擇性的加氬熱解反應器。由于在重整熱解反應中產生(沒有消耗)氫氣，因此將需要 從該過程中吹掃氫氣。例如，曱烷轉化成乙炔，隨后氬化成乙烯將對 于每個轉化的CH,產生大約1個H2。氫氣具有大約57 Kcal/mol H2的 燃燒熱量，所以從該過程中吹掃的氫氣具有在作為再生燃料所需要的 范圍內的熱值。當然，如果對于剩余的氫氣有可選的高價值的用途， 那么天然氣可以被用于所有或部分再生燃料。但是剩余的氫氣有可能 在低壓下可獲得，并且可能含有甲烷或其它稀釋劑。因此，氫氣作為 再生燃料的使用也可能是在遙遠位置處的一種理想處置。然而，較重 質原料可能不產生同樣過量的氫氣，并且在某些情況下，可能不產生 任何明顯體積的過量氫氣。產生的過量氫氣的量將強烈地依賴于原料 的總體氫與碳之比和所需的最終產物。例如，乙烯產物將比乙炔產物 產生更少過量的氫氣。圖2表示另一個示例性反應器系統，其可以適用于一些應 用，用于控制和推遲燃料和氧化劑的燃燒以獲得有效的再生熱量。圖 2描述了在再生循環中操作的單個反應器系統。本發明的反應器系統 優選包括兩個反應器區。回收器(27)是以下區域，其中主要發生驟冷 并為通過反應器介質轉移兩種驟冷反應氣體提供了基本上隔離的流路 或通道，而在氣體接近或到達

圖1中的反應器核心(13)之前不會招致 燃燒。重整器(2)是其中主要發生再生加熱和氣化烴重整的反應器，并且可以認為是為了其中目的的笫二反應器。雖然反應器系統中的笫一 反應器和第二反應器被確定為可單獨區別的反應器，但是可以理解且 在本發明的范圍內第一反應器和第二反應器可以制造、提供或以別的 方式結合為共同的單個反應器床，其中反應器系統可能被描述為僅含 有在反應器中整合了兩個循環的單個反應器。術語"第一反應器"和" 第二反應器"僅指反應器系統中的相應區域，藉此發生再生、重整、驟 冷等步驟中的每一個，并且不需要將單獨的組分用于兩個反應器。然 而，最優選的實施方案將包括反應器系統，藉此回收器反應器包括此 處所描述的導管和通道，并且重整器反應器可以類似地具有導管。其 它優選的實施方案可以包括重整器反應器床，其與回收器反應器床作 不同的排列并且可能甚至包括與回收器反應器床不同的材料。可以按 照所希望或如本申請規定的那樣提供重整器或第二反應器的墊層排 列，并且重整器反應器中不需要特殊的設計，關于本發明反應器系統 的表現。常規實驗和氣化烴熱解領域的知識可以用于確定有效的重整 器/第二反應器的設計。如前所述，第一反應器或回收器(27)包括不同的氣體導管
(28) 用于單獨地將兩種或更多種氣體在進入回收器(27)的第一終端
(29) 之后用通道輸送，并且通過布置于其中的再生式床(一個或多個)。 第一氣體(30)進入多個流動導管(28)的第一終端。除了提供流動通道， 導管(28)還包括有效的流動障礙(例如，其有效地起作用例如導管壁) 以阻止第 一反應物和第二反應物之間的交叉流動或混合，并且在允許 混合之前使大部分反應物有效地相互保持分離。在本發明的一個優選 的實施方案中，回收器由一個或多個擠出的蜂巢整體塊構成。小型反 應器可以包括單個整體塊，而更大的反應器可以包括許多整體塊，而 仍然更大的反應器可以基本上填充有許多蜂巢整體塊的排列。本發明中優選的蜂巢整體塊(其與第一反應器(7)的第一 終端(9)相鄰)可以表征為具有開放鋒面(frontal area)(或者幾何空 隙體積)在大約40%到80%之間，且具有的導管密度在大約50到2000 孔隙/平方英寸之間，更優選在大約100到1000孔隙/平方英寸之間。(例如，在一個實施方案中，導管可以具有僅幾毫米的直徑，并且優選 近似于1毫米。)反應器介質組分，例如整體塊或替換的床介質，優選 為第一和第二通道的至少一種，并且優選兩種通道提供以包括填充物，
其每單位體積的平均濕潤表面積為約50ff到約3000ft—1，更優選約 100ff到2500fT1，更加優選約200f廣到2000ft—、基于用于傳導反
應物的第一反應器的體積。這些濕潤面積值應用于第一反應物和第二 反應物兩者的通道。這些相對高的每單位體積的表面積值可以優選用 于許多實施方案，以幫助達到通過反應器的溫度相對快速的改變，例 如通常用示例性的溫度梯度曲線圖中的相對陡峭的斜率來表示，例如
圖1 (a) ， 1 (b)和6。快速的溫度變化優選允許相對快速且一致的反應的 驟冷，以避免反應持續進行并生成焦炭。優選的反應器介質組分還為第一反應器的笫一和第二通 道的至少一個，更優選對兩個通道提供，以包括填充物，其具有高容 積的傳熱系數(例如大于或等于0.02 cal/cm3s'C,優選大于約0.05 cal/cm3s°C，最優選大于0. 10 cal/cm3s°C)，具有低的抗流動性(低的 壓降)，具有與再生過程中所遭遇的最高溫度相一致的操作溫度范圍， 具有高抗熱沖擊性，并且具有高的整體熱容(bulk heat capacity)(例 如至少約0.10 cal/cm3°C，且優選大于約0.20 cal/cm"C)。由于具 有高表面積值，這些較高的容積傳熱系數值和其它性能也可以優選用 于許多實施方案，以幫助獲得通過反應器的溫度相對快速的改變，例 如通常用示例性的溫度梯度曲線圖中的相對陡峭的斜率來表示，例如 圖1 (a) ， 1 (b)，和6。快速的溫度變化優選允許相對快速且一致的反應 的驟冷，以避免反應持續過長并生成焦炭或碳聚集。引用的值是平均 值，基于用于反應物傳導的反應器的體積。替換的實施方案可以使用除所述且優選的蜂巢整體塊以 外的反應器介質，例如其中通道導管/流路可以包括多個彎曲路徑(如 巻曲的、復雜的、蜿蜒的和/或扭轉的而非線形的或管狀的)，除前述 的整體塊以外的反應器介質，包括但是不限于具有通過反應器部分(一 個或多個)的通道的迷宮式、變化的流路、導管、管、槽、和/或孔隙結構，并且可以包括障礙部分，例如沿著區段外表面或在亞-區段中， 基本上不具有有效的氣體滲透性，和/或適用于阻止反應物氣體之間交
叉流動并使第一反應物和第二反應物在軸向通過回收器(27)時基本保 持彼此分離的其它措施。對于這些實施方案，復雜的流路可能產生延 長的有效流路、增加的表面積、以及改進的傳熱。這種設計可以優選 用于通過反應器具有相對較短軸向長度的反應器實施方案。軸向較長 的反應器長度通過反應器可以經歷增加的壓降。但是對于這些實施方 案，多孔和/或可滲透介質可以包括，例如填充床、排列的瓦片、可滲 透固體介質、基本上蜂巢型結構、纖維性排列、以及網型晶格結構的 至少一種。可以優選介質基體提供高表面積以促進與反應物和制得氣 體的良好熱交換。可以優選使用一些類型的設備或方法以將反應物之一的 流動流引入到導管的選擇部分。在圖2的示例性的實施方案中，氣體 分配器(31)將第二氣體料流(32)引入到第二氣體料流通道中，其中第 二氣體料流通道基本上與第 一氣體通道隔離或不流體連通，第 一氣體 通道此處的圖例為通道(33)。結果是在軸向經過回收器(27)的過程中， 氣體料流(33)的至少 一部分與氣體料流(30)保持分離。在一個優選實 施方案中，回收器區的再生床(一個或多個)包含具有氣體或液體障礙 的通道，其將第一反應物通道與第二反應物通道隔離。因此，為了在 燃燒區中結合以相互反應之前驟冷再生床、將熱量吸收到反應物氣體 中，經過通道裝置的至少兩種反應物氣體都可以完全經過再生床(一個 或多個)。通過將反應物(30)和(32)基本上保持分離，本發明推遲或 控制了由于放熱反應而發生的燃燒或其它熱釋放的位置。"基本上分離 "意思是至少50%,優選至少75%，更優選至少90%的反應物(具有 最小或有限的反應物的化學計量可反應量)，作為在第一和第二反應物 料流之間，在這些氣體已經完成它們的軸向通過回收器(27)時還未被 反應消耗。在這種方式中，大多數第一反應物(30)與大多數第二反應 物(32)保持分離，并且在反應物開始離開回收器(27)之前，反應物(30)和(32)結合反應得到的大多數熱釋放不會發生。優選地，反應物是氣 體，但是一些反應物可以包含液體、混合物或氣相。這些再生料流的反應百分比是指可能基于全部原料的化 學計量學的反應百分比。例如，如果氣體(30)包括100體積的空氣(80 體積的&和20體積的02)，并且氣體(32)包括10體積的氬氣，則最 大化學計量學反應可能為10體積氫氣(H》與5體積氧氣(02)的燃燒以 得到10體積的1120。在這種情況下，如果實際上在回收器區(27)中燃 燒了 IO體積的氫氣，那么這將代表再生料流的100%反應。這不考慮 剩余未反應的氧氣的存在，因為該未反應的氧氣以大于化學計量學需 要的量存在。因此，氫氣是化學計量學限制的組分。使用這一定義， 優選在軸向經過回收器(27)的過程中發生再生料流的少于50%反應， 更優選少于25%反應，最優選少于10%反應。在一個優選的實施方案中，通道(28)和(33)包含提供足 夠傳熱能力的材料，以在操作的空間速度條件下產生圖l所示的溫度 曲線(4)和(8)。通過傳熱參數ATHT來表征合適的傳熱速度，其低于約 500°C,更優選低于約IOO'C,最優選低于約50°C。本文所使用的參數 AT盯是回收所需的床-平均容積傳熱速度與床的容積傳熱系數，hv，之 比。足以用于回收的容積傳熱速度(例如cal/cm3 sec)被計算為氣體流 動速率(例如gm/s)與氣體熱容(例如ca./gm 'C)和需要的終端-終端 的溫度改變(排除任何反應，例如。C)的乘積，然后這個量除以被氣體 經過的回收器區(27)的體積(例如cm3)。用氣體(30)、具有氣體(32)
△ T T。床的容積傳熱系數，hv，通常被計算為基于面積的系數(例如 cal/cm2s。C)和用于傳熱的比表面積(平均值，例如cm7cm3)的乘積，
通常是指填充物的濕潤面積。在一個優選的實施方案中，通道(28)和(33)包括陶瓷(包括 但不限于氧化鋯)、氧化鋁、或其它耐火材料，其能耐受超過1200'C，
更優選i500°c，仍然更優選noo。c的溫度。可能優選具有工作溫度高
達和超過200(TC的材料，其中對床反應絕熱最大溫度保持持續的時間段存在擔心，以避免反應器床損壞，條件是項目經濟和條件允許使用
所述材料。在一個優選的實施方案中，通道(28)和(33)具有的濕潤面 積在50ft—'到3000 ff之間，更優選在lOOfrU 2500 ft—'之間，最 優選在200ft—U 2000 f廣之間。最優選地，通道裝置(28)包括陶乾 蜂巢體，其具有回收器反應器(27)軸向長度運行的通道。再次簡要的提及圖l(a)和l(b)，本發明的反應器系統包 括含有第一終端(9)和笫二終端(11)的第一反應器(7)，以及含有主終 端(3)和副終端(5)的第二反應器(1)。圖l(a)、 1(b)和2所示的實施 方案只是僅以說明性目的提供的簡單說明，并且不意味著代表全部實 施方案。關于反應器的"終端"的參考僅指相對于反應器軸向中點的反 應器末梢部分。因此，談及氣體進入或離開反應器的"終端"，例如終 端(9)，僅僅是指氣體可以基本上在沿著軸的任意各個點處進入或離 開，該各個點在反應器各自的端面和反應器中點之間，但是更優選比 中點更靠近端面。關于各種例舉的實施方案，圖3顯示了具有孔(36)的示例 性氣體分配器(31)的軸向視圖。參考圖2和3，孑L(36)可以使第二反 應物氣體(32)優先導引到選擇通道(33)。在一個優選的實施方案中， 孔(36)與選擇通道(33)的開口/孔對準，但是不被其密封。噴嘴或注射 口 (沒有顯示)可以加入到孔(36)中，它合適地設計為優先將第二氣體 (32)的流動引導進選擇通道(33)中。由于氣體分配器孔(36)(或噴嘴/ 注射口 )沒有"密封"到選擇通道(33)上，在反流或反應循環過程中這些 通道可以用于增加系統的整體效率。相對于"封閉的"系統，這些"開放 的"氣體分配器(31)可以優選用于許多應用，以促進對多個反應器系統 的適應，例如其中反應器/回收器床可以相對于用于加工的氣體料流位 置旋轉或以其它方式運動，例如，如釆用旋轉床型反應器系統。當在"開放"系統的氣體分配器噴嘴或孔(36)將反應物氣 體(32)料流引入到反應器(優選蜂巢整體塊(一個或多個))中的聯合入 口通道和聯合導管中時，反應物氣體(32)料流的含量通常將占據大量 的蜂巢導管(33)(當其要經過回收器時)。這個結果是相對于整體塊蜂
32臬導管尺寸的反應器區段尺寸和/或孔尺寸的幾何結果。氣體(32)占據 的蜂巢導管可以，根據優選的實施方案，表征為一束導管，通常沿著 與孔(36)和其流出的氣體(32)料流相同的軸取向。位于靠近這個管束/ 通道中央的導管將含有高純度的氣體(32)，并且因此將可能不支持放 熱反應。位于靠近管束的外部邊緣的導管將密切接近承載其它反應物 的導管(28)。在上述"開放的"系統中，第一氣體(30)和第二氣體(32) 的一些混合將不可避免地接近從孔(36)流出的氣體(32)每種料流的外 圍邊緣。因此， 一些接近管束外部邊緣的導管(28)和(33)可能攜帶了 一定量的第一氣體(30)和第二氣體(32)。在氣體完全經過回收器(27) 之前，可能在這些導管中發生氣體(30)和(32)之間的反應或燃燒，這 些氣體仍然可以考慮為基本上分離的，只要所得的在回收器(27)中的 再生料流的反應小于50% ，優選小于25%，最優選小于10%的具有 最小的或反應極限存在的化學計量反應性反應物。在一些替換的實施方案中，回收器反應器(27)可以包括， 例如，填充的床或發泡整體塊材料(沒有顯示)，其在完全經過第一反 應器之前為反應物提供了更多的混合和分散。在這種情況中，由于當 它們經過時在回收器中氣體(30)和(32)軸向分散產生的混合，可能在 回收器(27)中發生額外的反應。這仍然是可接受的排列，只要在回收 器(27)中再生料流的混合和隨后反應小于50%，優選小于25%，最優 選小于10%。床介質中徑向分散和混合的計算方法是現有技術中已知 的。在再生過程中，第一氣體(30)和第二氣體(32)經由通道 (28)和(33)經過回收器區(27)。本發明的一個關鍵方面是來自之前的 驟冷循環的儲存在回收器區中的熱量，在再生循環期間轉移到第一和 笫二氣體中。加熱的氣體隨后引入到混合器(44)中。位于回收器(27) 和反應器(21)之間的氣體混合器(44),用于混合再生反應氣體料流(30) 和(32),優選在或接近反應區(21)和混合器(44)的界面處。混合器(44)優選用可以經受高溫的材料構成或制成，所述 高溫是在高選擇性和高轉化率(>50wt %)下氣化烴重整過程中在反應區預期經歷的溫度。在一個優選的實施方案中，混合器(44)由能經受 超過2190T (1200t:)，更優選2730T (1500°C)，最優選3090T (1700 匸)的溫度的材料構成。在一個優選實施方案中，混合器裝置(34)由一 種或多種陶瓷材料，例如氧化鋁或碳化硅構成。圖4顯示了混合器(44)的一種構造的軸向視圖，以及橫截 面視圖4a，其是旋渦型混合器(47)的一個示例性實施方案。示例性的 混合器(44)包含混合器區段(45)，其具有位于區段(45)中的旋渦混合 器(47)。在一個優選的實施方案中，在橫截面面積方面混合器區段(45) 基本上相等，并且旋渦混合器(47)通常位于區段(45)的中間。混合器 區段(45)相對于反應器系統定位，以劃分數個氣體通道(28)和(33)的 氣體流動。在一個優選的實施方案中，每個區段(45)可以具有基本相 等的橫截面面積，以促進從基本相等數目的通道裝置(28)和(33)中截 取氣體流動。此外，在一個優選的實施方案中，氣體通道(28)和(33) 在回收器反應器(27)中分布，以使得每一個區段(45)從基本上相等分 數的第一氣體通道裝置(28)和笫二氣體通道裝置(33)中截取氣體流 動。用數學表示，人們可以把f"定義為用區段i包圍的總橫截面面積 的分數，fm定義為用區段i截取的總通道裝置(28)的分數，并且fw 定義為用區段i截取的總通道裝置(33)的分數。在一個優選的實施方
案中，對于每個區段i， f^和f33i值將為丄i值的約20%以內(即，約
0. 8至1.2倍)，并且更優選在約10%以內。人們可以進一步將fw定 義為用區段i截取的氣體料流(30)的分數，并且f"i定義為用區段i 截取的氣體料流(32)的分數。在一個更優選的實施方案中，對于每個 區段i， f3。i和f"i值，將為fAi的約20。/Q以內，更優選在約10%以內。
圖4a顯示了具有旋渦混合器(47)的單個氣體混合器區段 (45)的示例性截取部分。雖然本發明可以利用本領域技術人員已知的 氣體混合器用于使來自于數個氣體通道裝置(28)和(33)的氣體結合， 但是本發明優選的實施方案將氣體混合器(44)的開放體積最小化同時 保持了對混合氣體足夠的混合和分配。術語"開放體積"意思是旋渦 混合器(4 7)和氣體混合器區段(4 5)的總體積，減去氣體混合器的材料結構的體積。相應地，氣體混合器區段(45)和旋渦混合器(47)優選構 造以使得開放體積最小化，同時為離開氣體通道(28)和(33)的氣體提 供明顯的氣體混合。在本發明的優選實踐中，氣體混合器區段(45)尺 寸L和D被定制以在達到使開放體積最小化的同時，氣體(31)和(32) 充分的混合和分配。尺寸比L/D優選在0. 1至5. 0的范圍，更優選在 0. 3至2.5的范圍。對于區域A的常規區段，特征直徑D可以計算為 2(A/tt)1/2。此外，可歸用于氣體混合器(44)的總體積優選相對于第一 反應器床(27)和重整床(21)的總體積定制。氣體混合器(44)優選具有 相對回收器區(27)、重整區(21)和氣體混合器(44)的結合體積的小于 約20%，更優選小于10%的總體積，再次提及圖2,構造的混合器(44)結合來自通道(33)和 (28)的氣體，并且將結合的氣體重新分配穿過并進入反應區(21)。在 一個優選的實施方案中，第一反應物和第二反應物都是氣體，并且一 種包含了燃料且另一種包含氧化劑。燃料可以包括氫氣、 一氧化碳、 烴、含氧化合物、石化產品料流或其混合物。氧化劑通常包括含氧氣 體，通常與氮氣相混，例如空氣。通過在混合器(44)中混合燃料和氧 化劑，氣體燃燒，大部分燃燒在接近反應區(21)入口的位置發生。接近重整器或反應區(21)的入口的燃料和含氧氣體的燃 燒產生熱的煙道氣，隨著煙道氣體穿過該區域，該煙道氣將反應區(21) 加熱(或重加熱)。調節含氧氣體/燃料混合物的組成以提供反應區需要 的溫度。組成以及因此的反應溫度可以通過調節混合物中可燃和不可 燃組分之比來控制。例如，不可燃氣體或其它流體，例如H20、 C02、 和N2同樣可以加入到反應物混合物中，以降低燃燒溫度。在一個優選 實施方案中，不可燃氣體包括蒸汽、煙道氣、或貧氧的空氣作為混合 物的至少一種組分。再次提及再生圖l(b)，在經由導管(18)耗盡之前，反應 的、熱燃燒產物流經重整器(l)，從副終端(5)到主終端(3)。燃燒產物 的流動在重整區內產生了溫度梯度，例如通常通過例圖(8)所示的，該梯度通過重整反應區軸向移動。在再生步驟的開始，這個出口溫度可
以優選具有的初始值基本等于(通常在25C以內)前述重整步驟中重
整原料的入口溫度。由于進行再生步驟，隨著溫度曲線向出口移動，
這種出口溫度將略為增加，并且可以在高于初始出口溫度50至200'C 下結束。優選地，再生步驟中的受熱反應產物將第二反應器的至少一 部分，優選第二反應器(l)的副終端(5)加熱到至少大約150(TC的溫 度，更優選到至少大約1600X:的溫度，更加優選在一些方法中到至少
大約no(TC的溫/1。溫度和停留時間都與控制反應速度和產物有關。反應器系統循環時間包括在再生所花時間加上重整所花
時間，加上在再生和重整之間轉換所需的時間，反之亦然。因此，半 循環可以是基本上僅為再生所花的時間，或重整所花的時間。完整的 循環包括加熱床、供給氣化烴、將舍有乙炔的反應產物驟冷。使用蜂
巢整體塊的優選實施方案的典型循環時間可以在1秒至240秒之間， 但是在一些替換實施方案中可能需要更長的時間。對優選的整體塊實 施方案更優選地，循環時間可以在2秒至60秒之間。再生和重整步驟 不是必需具有相同的時間，并且在特別精選的應用中可能這兩個時間 將不相同。如上所討論，在一個優選的方面中，本發明提供了在再生 式熱解反應器系統中將含非揮發性物的烴原料熱解的方法，所述方法 包括(a)在再生式熱解反應器系統的上游將含非揮發性物的烴原料加 熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮發性物的液相的 溫度；(b)將所述氣相與所述液相分離；(c)將經分離的氣相供給熱解
反應器系統；和(d)在所述熱解反應器系統中該經分離的氣相轉化以形 成熱解產物。在另一個方面中，本發明包括使用再生式熱解反應器系統 由烴原料制造烴熱解產物的方法，其中該反應器系統包括(i)包括第一 終端和第二終端的第一反應器，和(H)包括主終端和副終端的第二反 應器，并且所述第 一反應器和第二反應器彼此按串流關系取向使得所 述第二反應器的副終端緊鄰所述第一反應器的第二終端，該方法包括以下步驟(a)在再生式熱解反應器系統的上游將含非揮發性物的烴原 料加熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮發性物的液 相的溫度；(b)將所述氣相與所述液相分離；(c)經由第一反應器中的 第一通道供應第一反應物并經由第一反應器中的第二通道至少供應笫 二反應物，使得從所述第一反應器的第一終端將所述第一反應物和所 述第二反應物供應所述第一反應器；(d)在所述笫一反應器的第二終端 處將所述第一反應物和所述第二反應物合并并使該合并的反應物反應 以產生加熱的反應產物；(e)讓所述加熱的反應產物穿過第二反應器以 將熱量從所述反應產物轉移至第二反應器以產生加熱的第二反應器； (0將步驟(b)的經分離的氣相的至少 一部分，和包括任何共原料例如 氫氣、氫給體、稀釋劑、汽提劑、曱烷等轉移至熱解反應器系統并通 過所述加熱的第二反應器，以將所述蒸氣原料的至少 一部分轉化成熱 解產物；(g)將所述熱解產物驟冷，優選在笫一反應器中，以使轉化反 應停止；和(h)從反應器系統回收經驟冷的熱解產物。本發明還包括在再生式熱解反應器系統將含非揮發性物 的烴原料熱解的設備，所述設備包括(a)將含非揮發性物的烴原料加
溫度的加熱器；(b)將所述氣相與液相分離的分離器；和(c)再生式熱 解反應器系統，以接收經分離的氣相，在該熱解反應器系統中將該經 分離的氣相加熱和轉化以形成熱解產物。在又一個實施方案中，本發明包括使用再生式熱解反應器 系統由烴原料制造烴熱解產物的設備，該設備包括(a)將含非揮發性 物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮發 性物的液相的溫度的加熱器；(b)將所述氣相與液相分離的分離器；和 (c)再生式熱解反應器系統，以接收經分離的氣相并所述熱解反應器系 統中將所述經分離的氣相轉化以形成熱解產物，該再生式熱解反應器 系統包括；(i)包括第一終端和第二終端的第一反應器；和(ii)包括主 終端和副終端的第二反應器，所述第 一反應器和第二反應器彼此按串 流關系取向；其中所迷第 一反應器包括用于將笫 一反應物輸送通過所述笫一反應器的第一通道和用于將第二反應物輸送通過所述反應器的 第二通道。雖然已經根據某些實施方案描迷和說明了本發明，但是 應該理解的是，本發明不限于所公開的特定方式并延伸至在權利要求 范圍內的所有等效物。
權利要求
1.在再生式熱解反應器系統中熱解含非揮發性物的烴原料的方法，所述方法包括(a)將所述含非揮發性物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮發性物的液相的溫度；(b)將所述氣相與所述液相分離；(c)將所述經分離的氣相供給所述再生式熱解反應器系統；和(d)在所述再生式熱解反應器系統中將所述經分離的氣相轉化以形成熱解產物。
2. 根據權利要求1的方法，還包括將所述經轉化的分離氣相驟冷 以形成熱解產物的步驟。
3. 根據權利要求1的方法，其中在步驟(a)中將所述烴原料加熱到 大約200°C-大約65(TC的溫度。
4，根據權利要求1的方法，還包括以下步驟將稀釋劑和汽提劑 中的至少 一種供給所述熱解反應器系統，同時將經分離的氣相的至少 一部分轉移至所述熱解反應器系統以便在所述熱解反應器系統內在所 述稀釋劑和所述汽提劑中的至少一種存在下將所述氣相裂化。
5. 根據權利要求1的方法，其中所述含非揮發性物的烴原料具有 至少大約200。C的標稱終沸點。
6. 根據權利要求1的方法，還包括以下步驟將另一種烴原料、 氫氣和蒸汽中的至少一種供給(i)進行步驟(b)中的至少一部分分離的 裝置和(ii)所述熱解反應器系統中的至少一種。
7. 根據權利要求1的方法，其中所述再生式熱解反應器系統將所 述經分離的氣相加熱至至少1200。C的溫度以將所述經分離的氣相轉 化而形成所述熱解產物。
8. 根據權利要求1的方法，使用再生式熱解反應器系統進行，其 中所述反應器系統包括(i)包括第一終端和第二終端的第一反應器，和 (ii)包括主終端和副終端的第二反應器，并且所述第一反應器和第二反應器彼此按串流關系取向使得所迷第二反應器的所述副終端緊鄰所述第一反應器的所述第二終端，所述方法包括以下步驟(a) 將含非揮發性物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發 性物的氣相和含非揮發性物的液相的溫度；(b) 將所述氣相與所述液相分離；(c) 經由所述第 一反應器中的第 一通道供應第 一反應物和經由所 述第一反應器中的第二通道至少供應第二反應物，使得從所述第一反 應器的所述第一終端將所述第一反應物和所述第二反應物供應所述第 一反應器；(d) 在所述第一反應器的所述第二終端處將所述第一反應物和所 述第二反應物合并和使所述合并的第一反應物和第二反應物反應以產 生加熱的反應產物；(e) 讓所述加熱的反應產物穿過所述第二反應器以將熱量從所述 反應產物轉移至所述第二反應器以產生加熱的第二反應器；(f) 供給所述經分離的氣相通過所述加熱的第二反應器以將所述 經分離的氣相熱轉化成熱解產物；(g) 將所述熱解產物驟冷；和(h) 從所述反應器系統回收經驟冷的熱解產物。
9. 權利要求8的方法，還包括以下步驟基本上與將所述經分離 的氣相轉移通過所述加熱的第二反應器系統的步驟(f)同時地，在所述 第二反應器中進一 步供應稀釋劑和汽提劑中的至少 一種。
10. 權利要求8的方法，其中所述加熱的反應產物將所述笫二反應 器的至少一部分加熱至至少大約120(TC的溫度。
11. 根據權利要求8的方法，其中在步驟(a)中將所述烴原料加熱 到大約20(TC-大約65(TC的溫度。
12. 根據上述權利要求中任一項的方法，使用包括以下的設備進行(a)將含非揮發性物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發 性物的氣相和含非揮發性物的液相的溫度的加熱器；(b) 將所述氣相與所述液相分離的分離器；和(c) 再生式熱解反應器系統，以接收經分離的氣相，在所述熱解反 應器系統中將所述經分離的氣相加熱和轉化以形成熱解產物。
13. 權利要求12的設備，其中所述熱解反應器包括(i)反應區，用 于在所述反應區內將所述經分離的氣相轉化成所述熱解產物，和(i i) 將所述熱解產物驟冷的驟冷區。
14. 根據上述權利要求中任一項的設備，其中所述熱解反應器系統 包括反流再生式熱解反應器系統。
15. 根據權利要求12的設備，其中分離器包括以下中的至少一種 蒸餾柱、閃蒸罐、分離罐、罐內具有加熱裝置的閃蒸罐、分離罐內具 有加熱裝置的分離罐和它們的組合。
全文摘要
在一個方面中，本發明方法包括在再生式熱解反應器系統中將含非揮發性物的烴原料熱解的方法。本發明方法包括(a)在再生式熱解反應器系統的上游將含非揮發性物的烴原料加熱到足以形成基本上不含非揮發性物的氣相和含非揮發性物的液相的溫度；(b)將所述氣相與所述液相分離；(c)將經分離的氣相供給熱解反應器系統；和(d)在所述熱解反應器系統中將該經分離的氣相轉化以形成熱解產物。
文檔編號C10G9/26GK101688127SQ200880022986
公開日2010年3月31日 申請日期2008年5月14日 優先權日2007年6月4日
發明者F·赫什科維茨, J·N·麥科伊, P·F·科伊森科滕 申請人:埃克森美孚化學專利公司