包括补充燃料的燃烧的化学方法和系统与流程

相关申请的交叉引用

本申请要求2018年7月5日提交的美国临时专利申请序列号62/694,196的优先权，其全部公开内容以引用的方式并入本文中。

本公开大体上涉及化学加工系统和其操作，并且更具体地涉及其中加工催化剂包括燃烧补充燃料流的方法。

背景技术：

轻质烯烃可用作生产许多类型的物品和材料的基础材料。举例来说，乙烯可用于制造聚乙烯、氯化乙烯或环氧乙烷。这类产物可用于产品包装、建筑、纺织品等。因此，工业上需要轻质烯烃，如乙烯、丙烯和丁烯。

取决于给定的化学进料流，如来自原油精炼操作的产物流，轻质烯烃可通过不同的反应工艺生产。许多轻质烯烃可通过各种催化方法来生产，如通过催化脱氢，例如在所述催化脱氢中使进料流与促进进料流转化成轻质烯烃的流化催化剂接触。

技术实现要素：

持续需要用于加工化学流以生产轻质烯烃或其它化学产物的反应器系统的改进方法。特别地，所述方法可包括用于通过补充燃料源的燃烧来加热催化剂的改进方法。许多用于加工化学流以生产轻质烯烃和其它化学物质的反应器系统都利用相对较热的催化剂，如那些加热到高于350℃的温度的催化剂。催化剂可循环通过流化反应器系统，如通过反应器部分(在其中制造化学产物)并且通过催化剂加工部分(在其中加工催化剂，如但不限于除去焦炭、加热催化剂、使催化剂再活化、其它催化剂加工操作或这些的组合)。

在吸热流化反应器系统中，反应器系统包括用于驱动所述方法的热源。举例来说，在流化催化裂化(“fcc”)反应中，由反应产生并且沉积在催化剂上的焦炭可在催化剂加工部分的燃烧器中燃烧，以提供大部分热量来驱动反应工艺。然而，一些用于生产轻质烯烃的反应工艺为吸热的，并且需要向系统中进行热量输入以传播催化反应并且提供系统中的其它热量需求。催化剂上的焦炭沉积物可在催化剂加工期间燃烧，但是通过焦炭沉积物燃烧提供的热量可能不足以传播吸热反应。可在催化剂再生期间引入补充燃料以增加向反应系统中进行的热量输入。

举例来说，作为另一个非限制性实施例，在流化催化脱氢(fcdh)反应器系统中，可将补充燃料添加到燃烧器中来为吸热反应和反应中的相对少量焦炭的燃烧提供热量。由于甲烷可负担的成本以及其在相对较高的温度(如在操作期间催化剂的那些温度(例如，高于650℃的温度))下的能源效率，补充燃料可包括显著比例的甲烷和/或其它烃。然而，主要包括甲烷和其它烃(例如，大于或等于50mol％甲烷和其它烃)的补充燃料在催化剂加工期间的燃烧可能导致催化剂(例如包括铂、镓或两者的催化剂)活性降低。

催化剂活性降低可能降低催化剂可达到的转化率。在利用主要包括甲烷和其它烃的补充燃料的一些流化反应器系统中，可通过增加反应器系统中催化剂的量或增加催化剂中活性金属，如铂、镓或两者的量来维持反应器系统的生产率。然而，增加反应器系统中活性金属，如铂、镓或两者的量可能增加反应器系统的操作成本。

因此，持续需要一种反应器系统和工艺，其通过降低催化剂的失活来增加化学进料转化率。特别地，持续需要一种反应器系统和方法，其包括燃烧补充燃料并且在催化剂再活化之前的燃烧工艺期间降低催化剂的失活程度，从而提高催化剂活性。根据一个或多个实施例，本公开针对一种方法和反应器系统，其包括在燃烧器中燃烧具有一种或多种烃(例如，甲烷、天然气等)的补充燃料流以加热催化剂。在补充燃料流的燃烧期间，燃烧器中的催化剂与烃的重量比可为至少300∶1。在燃烧之后，可对催化剂进行氧处理，其包括将催化剂暴露于含氧气体中持续足以使催化剂反应的时间。

令人惊讶并且出乎意料地发现，与在相同操作条件下(包括在燃烧之后相同的氧处理)以小于300∶1的补充燃料中的催化剂与烃的重量比操作燃烧器相比，以相对较高的补充燃料流中的催化剂与烃的重量比(例如，大于或等于300∶1)操作燃烧器可引起催化剂的催化剂脱氢活性更大和反应器系统的转化率增加。另外，与当燃烧器中的催化剂与烃的重量比相对较低(例如，≤300∶1)时实现相同目标转化率所需的催化剂总库存相比，以相对较高的补充燃料流中的催化剂与烃的重量比(例如，≥300∶1)操作燃烧器可产生具有更长催化剂使用寿命的催化剂，并且可使得目标转化率能够以反应器系统中较少的催化剂总库存实现。在一些实施例中，与以较低的燃烧器中的催化剂与烃的重量比操作的反应器系统相比，以相对较高的催化剂与烃的重量比(例如，≥300∶1)操作燃烧器可使得反应器系统能够以催化剂上的较少活性金属如铂、镓或两者或者更老化的催化剂操作。

根据本公开的一个或多个方面，一种用于使进料流脱氢以生产一种或多种烯烃产物的方法可包括在反应器系统的反应器部分中使进料流与催化剂接触。反应器系统可包括具有反应器部分和催化剂加工部分的流化催化脱氢反应器系统。催化剂可包括铂、镓或两者。进料流与催化剂的接触可引起形成包含一种或多种烯烃产物的流出物流的反应。方法可另外包括将流出物流的至少一部分与催化剂分离、将催化剂传递到反应器系统的催化剂加工部分，和在反应器系统的催化剂加工部分中加工催化剂。加工催化剂可包括将催化剂传递到催化剂加工部分的燃烧器，在燃烧器中燃烧补充燃料流以加热催化剂，和用含氧气体处理经过加热的催化剂(氧处理)以生产再活化的催化剂。补充燃料流可包括至少1mol％的一种或多种烃，并且燃烧器中的催化剂与一种或多种烃的重量比可为至少300∶1。方法可另外包括将再活化的催化剂从催化剂加工部分传递到反应器系统的反应器部分。

应理解，前述发明内容和以下具体实施方式两者呈现本技术的实施例，并且旨在提供用于理解如所要求保护的技术的本质和特征的综述或框架。包括附图以提供对技术的另外理解，并且所述附图被并入本说明书中并且构成本说明书的一部分。图式说明各种实施例，并且连同描述一起用以解释技术的原理和操作。另外，图式和描述意味着仅为说明性的，并且并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，并且将部分地由本领域的技术人员从所述描述而容易地显而易见或通过实践如本文所述的技术(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

以下对本公开的具体实施例的详细描述在结合以下图式阅读时可最佳地理解，其中相似的结构用相似的附图标记指示，并且其中：

图1示意性地描绘根据本文所述的一个或多个实施例的反应器系统；

图2示意性地描绘根据本文所述的一个或多个实施例的反应器系统流程图；

图3示意性地描绘根据本文所述的一个或多个实施例的另一个反应器系统流程图；

图4示意性地描绘根据本文所述的一个或多个实施例的又一个反应器系统流程图；和

图5示意性地描绘根据本文所述的一个或多个实施例的对于其中补充燃料流包括甲烷和/或氢的流化催化脱氢反应器系统的丙烷转化率(y轴)作为燃烧器中的催化剂与甲烷的重量比(x轴)的函数的曲线图。

应理解，图式在本质上为示意性的，并且不包括本领域中通常采用的反应器系统的一些部件，如但不限于温度变送器、压力变送器、流量计、泵、阀等。已知这些部件在所公开的本发明的实施例的精神和范围内。然而，可在本公开中所描述的实施例中添加操作部件，如在本公开中描述的那些部件。

现在将更详细地参考各种实施例，其一些实施例在附图中说明。在可能的情况下，相同的附图标记将贯穿这些图式而被使用以指代相同或类似的零件。

具体实施方式

在下文具体实施方式中描述本公开的几个实施例。本公开针对用于在反应器系统中利用补充燃料流加热催化剂来加工化学流的方法。特别地，本公开针对用于使进料流脱氢以生产一种或多种烯烃产物的方法，其中在反应器系统的催化剂加工部分中以相对较高的催化剂与烃的重量比(例如，＞300∶1)燃烧包括一种或多种烃的补充燃料流以至少部分加热催化剂。用于使进料流脱氢以生产一种或多种烯烃产物的方法可包括在反应器系统的反应器部分中使进料流与催化剂接触。反应器系统可包括具有反应器部分和催化剂加工部分的流化催化脱氢反应器系统。催化剂可包括铂、镓或两者。进料流与催化剂的接触可引起形成包含一种或多种烯烃产物的流出物流的反应。方法可另外包括将流出物流的至少一部分与催化剂分离、将催化剂传递到反应器系统的催化剂加工部分，和在反应器系统的催化剂加工部分中加工催化剂。加工催化剂可包括将催化剂传递到催化剂加工部分的燃烧器，在燃烧器中燃烧补充燃料流以加热催化剂，和用含氧气体处理经过加热的催化剂以生产再活化的催化剂。补充燃料流可包括至少1mol％的一种或多种烃，并且燃烧器中的催化剂与一种或多种烃的重量比可为至少300∶1。方法可另外包括将再活化的催化剂从催化剂加工部分传递到反应器系统的反应器部分。

发现与以小于300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器相比，在补充燃料流的燃烧期间以大于或等于300∶1的催化剂与烃的重量比操作反应器系统的燃烧器以在催化剂加工期间加热催化剂，以增加反应器系统中反应物的转化率。催化剂的这种高催化活性可引起反应器系统中催化剂使用寿命的延长，并且可使得能够增加反应器系统的单位容量。由维持大于或等于300∶1的燃烧器中的催化剂与烃的重量比而产生的更高的催化剂活性可使得反应器系统能够在反应器系统中以较少活性金属如铂、镓或两者(例如，较少催化剂总库存、催化剂中较少活性金属、利用更老化的催化剂或其组合)操作。

如本文所用，术语“流化反应器系统”指代其中一种或多种反应物在反应器系统的不同部分中以流化状态(如鼓泡状态、段塞流状态、湍流状态、快速流化状态、气动输送状态或其组合)与催化剂接触的反应器系统。举例来说，在流化反应器系统中，可在操作温度下使含有一种或多种反应物的进料流与循环催化剂接触，以进行连续反应以生产产物流。

如本文所用，“连续反应”可指代通过在一定时间段内在基本上稳定的状态条件下连续进料反应物、催化剂或其组合，并且从反应器或反应区中抽出产物而进行的化学反应，所述时间段由在所述时间段开始时反应开始并且在所述时间段结束时反应停止来定义。因此，本文所述的反应器系统的操作可包括反应开始、连续反应和反应停止。

如本文所用，“失活的催化剂”可指代由于焦炭的积累和/或催化剂活性位点的损失而具有降低的催化活性的催化剂。

如本文所用，“催化活性”或“催化剂活性”可指代催化剂能够催化在反应器系统中进行的反应的程度。

如本文所用，“催化剂加工”可指代制备催化剂以重新引入反应器系统的反应器部分，并且可包括从催化剂中除去焦炭沉积物、加热催化剂、使催化剂再活化、从催化剂中汽提一种或多种成分、其它加工操作或这些的任何组合。

如本文所用，“经过加工的催化剂”可指代已经在反应器系统的催化剂加工部分中加工的催化剂。

如本文所用，“催化剂再活化”或“使催化剂再活化”可指代加工已至少部分失活的催化剂，以恢复催化剂活性的至少一部分以生产再活化的催化剂。可通过但不限于恢复催化剂酸度、氧化催化剂、其它再活化方法或其组合来再活化已至少部分失活的催化剂。举例来说，在一些实施例中，催化剂再活化可包括用含氧气体处理催化剂持续大于2分钟的时段。

如本文所用，“补充燃料”可指代引入反应器系统的催化剂加工部分以促进从催化剂中除去焦炭和/或加热催化剂的任何燃料源。补充燃料不包括沉积在催化剂上的焦炭。

如本文先前所讨论，根据一个或多个实施例，本文中所公开的方法和工艺可用于在反应器系统中进行反应以加工一种或多种化学流。在非限制性实例中，本文公开的反应器系统可用于通过烃进料流与脱氢催化剂的连续反应从烃进料流生产轻质烯烃。举例来说，在一些实施例中，可在流化催化脱氢(fcdh)反应器系统中在存在包括铂、镓或两者的催化剂的情况下通过烃进料流的脱氢来生产轻质烯烃。虽然本文中在通过流化催化脱氢以形成轻质烯烃的烃加工的上下文中描述用于在反应器系统中加工化学流的工艺和方法，但是应理解，本文公开的工艺和方法可用于任何反应器系统，其包括具有活性金属如铂、镓、其它活性金属或这些的组合的催化剂，并且包括通过补充燃料的燃烧来加热催化剂。由此，本发明描述的用于在反应器系统中加工化学流的方法和工艺可不仅限于被设计成通过流化催化脱氢生产轻质烯烃或烷基芳烃的反应器系统的实施例，如图1中的反应器系统。

现将另外详细讨论用于加工化学流的反应器系统和方法。加工的化学流可称为进料流，其通过反应来加工以形成产物流。进料流可包含组合物，并且取决于进料流组合物，可利用适当的催化剂来将进料流的内容物转化为可包括轻质烯烃或其它化学产物的产物流。举例来说，用于fcdh反应器系统的进料流可包含丙烷、正丁烷、异丁烷、乙烷或乙苯中的至少一种。在fcdh系统中，进料流可在存在脱氢催化剂的情况下通过脱氢转化为轻质烯烃或其它产物。

在一些实施例中，用于在fcdh反应器系统中进行脱氢的催化剂可包括包含铂、镓或两者的催化剂。在一些实施例中，催化剂可另外包括一种或多种来自iupac周期表的第9族和第10族的贵金属。举例来说，在一些实施例中，催化剂可包括一种或多种选自钯(pd)、铼(rh)、铱(ir)或这些的组合的贵金属。在一些实施例中，催化剂还可包括一种或多种选自铟(in)、锗(ge)或这些的组合的金属。催化剂还可包括助催化剂金属，如碱金属或碱性金属。在一些实施例中，助催化剂金属可为钾。催化剂的金属可负载在载体上。载体可包括一种或多种无机本体金属氧化物，如二氧化硅、氧化铝、含二氧化硅的氧化铝、氧化锆(zro2)、二氧化钛(tio2)、其它金属氧化物或金属氧化物的组合。在一些实施例中，载体可包括微孔材料，如zsm-5沸石。催化金属，如铂、镓、钾和/或其它催化活性金属，可负载在载体的表面上或并入载体中。在一些实施例中，催化剂可包括负载在含二氧化硅的氧化铝载体上的铂、镓和任选的钾。

现参考图1，示意性地描绘实例反应器系统102。反应器系统102通常包括反应器部分200和催化剂加工部分300。如本文在图1的上下文中所使用，反应器部分200指代反应器系统102中发生主要工艺反应的部分。举例来说，反应器系统102可为fcdh反应器系统，其中进料流在反应器系统102的反应器部分200中在存在脱氢催化剂的情况下脱氢。反应器部分200包含反应器202，其可包括下游反应器区段230、上游反应器区段250和用于将催化剂与在反应器202中形成的化学产物分离的催化剂分离区段210。

同样，如本文所用，图1的系统的催化剂加工部分300通常指代反应器系统102的一部分，其中催化剂以某种方式加工，如除去焦炭沉积物、加热催化剂、使催化剂再活化、其它加工操作或这些的组合。在一些实施例中，催化剂加工部分300可包括燃烧器350、提升管330、催化剂分离区段310和氧处理区370。催化剂加工部分300的燃烧器350可包括一个或多个下部燃烧器入口端口352，并且可与提升管330流体连通。燃烧器350可经由竖管426与催化剂分离区段210流体连通，这可将失活的催化剂从反应器部分200供应到催化剂加工部分300用于催化剂加工(例如，焦炭除去、加热、再活化等)。氧处理区370可与上游反应器区段250流体连通(例如，经由竖管424和输送提升管430)，这可将经过加工的催化剂从催化剂加工部分300供应回到反应器部分200。燃烧器350可包括其中空气入口428连接到燃烧器350的额外下部燃烧器入口端口352。空气入口428可将空气或其它反应性气体，如含氧气体供应到燃烧器350。空气和/或其它反应性气体可被引入燃烧器350以帮助补充燃料流的燃烧。燃烧器350还可包括补充燃料入口354。补充燃料入口354可将补充燃料流356供应到燃烧器350。氧处理区370可包括含氧气体入口372，其可将含氧气体供应到氧处理区370用于催化剂的氧处理。

参考图1，在一些实施例中，催化剂加工部分300可包括燃烧器催化剂再循环440。在一些实施例中，燃烧器催化剂再循环440可将催化剂分离区段310或氧处理区370流体地联接到燃烧器350。因此，催化剂分离区段310或氧处理区370可经由燃烧器催化剂再循环440与燃烧器350流体连通，以将加热的或再活化的催化剂传递回到燃烧器350。燃烧器催化剂再循环440可包括控制装置(未示出)，其可操作以控制催化剂从催化剂分离区段310或氧处理区370回到燃烧器350的再循环速率。在一些实施例中，经过加热的催化剂可在氧处理区370中被再活化之前从催化剂分离区段310再循环回到燃烧器350。在其它实施例中，来自氧处理区370的再活化的催化剂可在氧处理区370中再活化之后再循环回到燃烧器350。

参考图1，将描述反应器系统102进行连续反应的一般操作。在反应器系统102的反应器部分200的操作期间，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，反应器系统102可通过将化学进料(例如，在进料流中)和流化催化剂进料到上游反应器区段250中来操作。化学进料可与上游反应器区段250中的催化剂接触，并且各自可向上流入并且通过下游反应器区段230以生产化学产物。可将化学产物和催化剂从下游反应器区段230中传递出到催化剂分离区段210中的分离装置220。催化剂可在分离装置220中与化学产物分离。然后可将化学产物输送出催化剂分离区段210。举例来说，可经由催化剂分离区段210的气体出口端口216处的管道420从反应器系统102除去分离的蒸气。根据一个或多个实施例，分离装置220可为旋风分离系统，其可包括两个或更多个阶段的旋风分离。

根据一些实施例，在分离装置220中将催化剂与蒸气分离之后，催化剂通常可移动通过汽提器224至反应器催化剂出口端口222，其中催化剂可经由竖管426从反应器部分200转移出并且进入催化剂加工部分300。任选地，催化剂还可经由竖管422直接转移回到上游反应器区段250。在一些实施例中，可将来自汽提器224的再循环的催化剂在输送提升管430中与来自催化剂加工部分300的经过加工的催化剂预混合。

分离的催化剂可从催化剂分离区段210传递到催化剂加工部分300的燃烧器350。可在催化剂加工部分300中加工催化剂以除去焦炭沉积物、加热催化剂、使催化剂再活化、其它催化剂加工或这些的任何组合。如先前所讨论，在催化剂加工部分300中加工催化剂可包括从催化剂中除去焦炭沉积物、通过燃烧燃料源的燃烧来升高催化剂的温度、使催化剂再活化、从催化剂中汽提一种或多种成分、其它加工操作或这些的组合。在一些实施例中，在加工部分300中加工催化剂可包括在燃烧器350中在存在催化剂的情况下使燃烧燃料源燃烧以除去焦炭沉积物和/或加热催化剂以生产经过加热的催化剂。经过加热的催化剂可在催化剂分离部分310中与燃烧气体分离。在一些实施例中，然后可通过对经过加热的催化剂进行氧处理来使经过加热的催化剂再活化。氧处理可包括将催化剂暴露于含氧气体中持续足以使催化剂再活化的时间段。

在一些实施例中，燃烧燃料源可包括沉积在反应器系统102的反应器部分200中的催化剂上的焦炭或其它污染物。在一些反应系统中，催化剂可在反应器部分200中的反应之后焦化，并且焦炭可通过燃烧器350中的燃烧反应从催化剂中除去。举例来说，氧化剂(如空气)可经由空气入口428进料到燃烧器350中。

然而，如先前所讨论，在一些反应系统中，沉积在催化剂上的焦炭和其它污染物可不足以将催化剂加热到足够大以在反应器部分200中进行吸热反应的温度。因此，燃烧燃料源可另外包括补充燃料流356，其可通过补充燃料入口354被引入燃烧器350。举例来说，补充燃料流356可通过补充燃料入口354注入到燃烧器350中，并且燃烧以将催化剂加热到足以在反应器部分200中进行吸热反应以及提供整个系统102中的其它热量需求的温度。在一些实施例中，可不在催化剂上形成焦炭，使得用于升高催化剂温度和/或用于系统的其它热量需求的所有热量均由补充燃料流356提供。在一些实施例中，反应性气体，如含氧气体(例如，空气)或其它氧化剂例如可通过下部燃烧器入口端口352引入燃烧器350，并且可与补充燃料流356的补充燃料反应以促进补充燃料的燃烧以加热催化剂以生产经过加热的催化剂。如本文所用，术语“经过加热的催化剂”指代通过补充燃料流356的燃烧而加热后的催化剂，所述催化剂的温度高于从催化剂分离区段210传递到反应器系统102的催化剂加工部分300的催化剂的温度。

参考图1，经过加工的催化剂可从燃烧器350中传递出并且通过提升管330到达提升管终端分离器378，其中来自提升管330的气体和固体组分可至少部分地分离。蒸气和剩余的固体可被输送到催化剂分离区段310中的次级分离装置320，其中剩余的经过加工的催化剂与来自催化剂加工的气体(例如，由焦炭沉积物和补充燃料的燃烧排放的气体)分离。在一些实施例中，次级分离装置320可包括一个或多个旋风分离单元，其可以串联或以多个旋风器对布置。在催化剂加工期间来自焦炭和/或补充燃料流356的燃烧的燃烧气体或在催化剂加工期间引入催化剂的其它气体可经由燃烧气体出口432从催化剂加工部分300中除去。

如先前所讨论，在反应器系统102的催化剂加工部分300中加工催化剂可包括使催化剂再活化。在存在催化剂的情况下补充燃料流356的燃烧以加热催化剂可另外使催化剂失活。因此，在一些实施例中，可在补充燃料流356的燃烧以加热催化剂之后进行氧处理以使催化剂再活化。通过用含氧气体处理经过加热的催化剂持续至少两分钟的时段来调节经过加热的催化剂可使催化剂再活化以生产再活化的催化剂。基于含氧气体的总摩尔流速，含氧气体可包括5摩尔％至100摩尔％的氧含量。在一些实施例中，可通过氧处理调节催化剂来使催化剂再活化。催化剂的氧处理可包括将催化剂维持在至少660℃的温度下，同时将催化剂暴露于含氧气体流中持续大于两分钟的时间段，并且足以生产催化活性大于在通过补充燃料流356的燃烧而加热之后的经过加热的催化剂的催化活性的再活化的催化剂。

参考1，用含氧气体处理经过加热的催化剂可在氧处理区370中进行。在一些实施例中，氧处理区370可设置在催化剂加工部分300的催化剂分离部分310的下游部分中，使得经过加热的催化剂在氧处理期间在暴露于含氧气体之前与燃烧气体分离。在一些实施例中，氧处理区370可包括流体固体接触装置。流体固体接触装置可包括挡板或栅格结构，以促进经过加热的催化剂与含氧气体的接触。流体固体接触装置的实例在美国专利第9,827,543号和美国专利第9,815,040号中另外详细描述，这两个美国专利均以全文引用的方式并入本文中。

在一些实施例中，在反应器系统102的催化剂加工部分300中加工催化剂可另外包括汽提截留在催化剂颗粒内或之间的分子氧和在至少660℃的温度下可解吸的物理吸附氧的含氧的再活化的催化剂。汽提步骤可包括将含氧的再活化的催化剂维持在至少660℃的温度下，并且将含氧的再活化的催化剂暴露于基本上不含分子氧和可燃燃料的汽提气体中一段时间以除去颗粒之间的分子氧和在至少660℃的温度下可解吸的物理吸附氧。这些催化剂再活化方法的另外描述公开于美国专利第9,834,496号中，其以全文引用的方式并入本公开中。

在催化剂加工之后，经过加工的催化剂可经由竖管424从催化剂加工部分300传递回到反应器部分200中。举例来说，在一些实施例中，经过加工的催化剂可经由竖管424和输送提升管430从催化剂加工部分300的氧处理区370传递到上游反应器区段250，其中经过加工的催化剂可另外用于催化反应。因此，在操作中，催化剂可在反应器部分200与催化剂加工部分300之间循环。通常，包括进料流和产物流的加工的化学流可为气态的，并且催化剂可为流化颗粒固体。

在一些实施例中，可将聚集在催化剂分离区段310中的经过加热的催化剂或来自氧处理区370的再活化的催化剂经由燃烧器催化剂再循环440再循环回到燃烧器350。可通过操纵燃烧器催化剂再循环440中的控制装置(未示出)来增加或减少回到燃烧器350的催化剂的再循环速率。在一些实施例中，可增加或减少从催化剂分离区段310或氧处理区370到燃烧器350的催化剂的再循环速率，以增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。在一些实施例中，经过加热的催化剂可在经受氧处理之前再循环回到燃烧器350。在其它实施例中，来自氧处理区370的再活化的催化剂可在通过氧处理再活化之后再循环到燃烧器350。

再次参考图1，根据一个或多个实施例，在催化剂加工部分300中加工催化剂可包括将催化剂从反应器系统102的反应器部分200传递到催化剂加工部分300的燃烧器350、燃烧在燃烧器350中的补充燃料流356以加热催化剂、在氧处理区370中对经过加热的催化剂进行氧处理以生产再活化的催化剂，并且将再活化的催化剂从催化剂加工部分300传递到反应器部分200。补充燃料流356和/或焦炭沉积物在催化剂加工部分300中的燃烧可除去焦炭沉积物或沉积在催化剂上的其它污染物、将催化剂的温度提高到反应器部分200的操作温度范围或两者。举例来说，在一些实施例中，补充燃料流356在燃烧器350中的燃烧可提高催化剂的温度以生产经过加热的催化剂。在一些实施例中，在反应期间可不在催化剂上形成焦炭沉积物，并且补充燃料流356可在燃烧器中提供所有热量，以升高催化剂的温度以生产经过加热的催化剂。

在一些实施例中，补充燃料流356可包括一种或多种烃。一种或多种烃可包括包含在燃烧时的能量值的烃。在一些实施例中，烃可包括在燃烧器350的操作温度(即650℃至850℃)下为气体的一种或多种烃，如但不限于烷烃、烯烃、芳族烃或这些的组合。可作为补充燃料流356中的烃包括的烷烃的实例可包括但不限于甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、异丁烷、戊烷、其它烷烃或这些的组合。可作为补充燃料流356的烃包括的烯烃(alkenes/olefins)的实例可包括但不限于乙烯、丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、其它烯烃或这些的组合。可作为补充燃料流356中的烃包括的芳族烃的实例可包括但不限于苯、甲苯、二甲苯、其它芳族烃或这些的组合。在一些实施例中，烃可包括轻质烃(即，c1-c4)燃料气体。在其它实施例中，烃可包括基于重质烃的燃料油(c5+)。在一些实施例中，烃可包括甲烷、乙烷、丙烷、天然气、其它烃燃料或这些的组合中的至少一种。在一些实施例中，一种或多种烃可包括甲烷。

在一些实施例中，基于补充燃料流的总摩尔流速，补充燃料流356可包括至少1mol％的烃。举例来说，在一些实施例中，基于补充燃料流356的总摩尔流速，补充燃料流356可包括大于或等于1mol％、大于或等于5mol％、大于或等于10mol％，或大于或等于15mol％的一种或多种烃。在一些实施例中，基于补充燃料流356的总摩尔流速，补充燃料流356可包括1mol％至99mol％、1mol％至70mol％、1mol％至60mol％、1mol％至50mol％、1mol％至30mol％、5mol％至99mol％、5mol％至70mol％、5mol％至60mol％、5mol％至50mol％、5mol％至30mol％、10mol％至99mol％、10mol％至70mol％、10mol％至60mol％、10mol％至50mol％，或10mol％至30mol％的烃。一些基于烃的补充燃料，例如甲烷和天然气，具有相对较高的热值并且便宜。因此，在一些实施例中，烃燃料例如甲烷和天然气可用于补充燃料流356中以减少反应器系统102的操作成本。在其它实施例中，烃可作为补充燃料流356的至少一部分存在于传递到燃烧器350的废气流中，废气流源自烃加工系统。

在一些实施例中，补充燃料流356可另外包括氢。举例来说，在一些实施例中，基于补充燃料流356的总摩尔流速，补充燃料流356可包括大于或等于50mol％的氢，例如大于或等于70mol％、大于或等于75mol％、大于或等于80mol％、大于或等于85mol％，或大于或等于90mol％的氢。举例来说，在一些实施例中，基于补充燃料流356的总摩尔流速，补充燃料流356可包括40mol％至100mol％、70mol％至100mol％、70mol％至99mol％、70mol％至95mol％、70mol％至90mol％、70mol％至85mol％、75mol％至100mol％、75mol％至99mol％、75mol％至95mol％、75mol％至90mol％、75mol％至85mol％、80mol％至100mol％、80mol％至99mol％、80mol％至95mol％、80mol％至90mol％、85mol％至100mol％、85mol％至99mol％、85mol％至95mol％，或90mol％至100mol％的氢。在一些实施例中，基于补充燃料流356的总质量流率，补充燃料流356可包括大于或等于25wt％、大于或等于30wt％、大于或等于35wt％、大于或等于40wt％，或大于或等于50wt％的氢。举例来说，在一些实施例中，补充燃料流可包括25wt％至100wt％、25wt％至99wt％、25wt％至95wt％、30wt％至100wt％、30wt％至99wt％、30wt％至95wt％、35wt％至100wt％、35wt％至99wt％、35wt％至95wt％、40wt％至100wt％、40wt％至99wt％、40wt％至95wt％、50wt％至100wt％，或50wt％至99wt％的氢。

如先前所讨论，燃烧器350可以大于或等于300∶1，如大于或等于500∶1、大于或等于700∶1、大于或等于1000∶1，或甚至大于或等于1500∶1的补充燃料流中的催化剂与烃的重量比操作。举例来说，在一些实施例中，燃烧器中的催化剂与烃的重量比可为300∶1至10,000∶1、300∶1至5000∶1、300∶1至2500∶1、500∶1至10,000∶1、500∶1至5000∶1、500∶1至2500∶1、700∶1至10000∶1、700∶1至5000∶1、700∶1至2500∶1、1000∶1至5000∶1，或1500∶1至5000∶1。

令人惊讶地发现，与以较低的催化剂与烃的重量比(例如，≤300∶1)操作燃烧器350相比，以大于或等于300∶1的催化剂与烃的重量比操作催化剂加工部分300的燃烧器350可增加反应器系统的转化率。

以至少300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器350可减少在燃烧器350中的补充燃料流356的燃烧期间催化剂的活性部位发生的失活量。因此，与以较低的催化剂与烃的重量比操作的燃烧器中加热的催化剂相比，通过以大于或等于300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器生产的经过加热的催化剂可具有更大的催化活性。以至少300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器350可增加反应器系统102中催化剂的使用寿命。另外，与以较小的催化剂与烃的重量比操作燃烧器350相比，以至少300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器350还可增加反应器系统102的容量，如但不限于通过增加特定催化剂装载量的转化率或降低实现目标转化率所需的催化剂装载量。举例来说，在利用包含铂、镓或两者的催化剂以将丙烷脱氢以生产丙烯的反应器系统102中，与以较小的催化剂与烃的重量比操作操作燃烧器350相比，以至少300∶1的催化剂与烃的重量比操作燃烧器350可在具有较少活性金属(例如铂、镓或两者)的反应器系统中产生相同的转化性能。操作具有较少活性金属(例如铂、镓或两者)的反应器系统可包括以减少的反应器系统中的催化剂总库存操作或减少催化剂中活性金属(例如铂、镓或两者)的量(例如，使用具有施加到催化剂的较少活性金属的催化剂或使用老化的催化剂)。

在一些实施例中，可通过修改补充燃料流356中的燃料气体的类型和浓度、修改补充燃料流356的流速、修改从催化剂分离区段310或氧处理区370到燃烧器350的催化剂的再循环速率或这些的组合来增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。举例来说，在一些实施例中，补充燃料流356中的烃的摩尔浓度可增加或减少以分别减少或增加燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。举例来说，增加补充燃料流356中的烃的摩尔浓度可减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。相反，减少补充燃料流356中的烃的摩尔浓度可增加燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

在一些实施例中，燃烧器350中的催化剂与烃的重量比可通过分别以催化剂到燃烧器350的恒定进料速率减少或增加补充燃料流356到燃烧器350的流速来增加或减少。举例来说，在维持到燃烧器的催化剂进料速率恒定的同时减少补充燃料流356的流速可增加燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

在一些实施例中，可通过修改催化剂从催化剂分离区段310或氧处理区370到燃烧器350的再循环速率来增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。举例来说，增加催化剂到燃烧器350的再循环速率可增加燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。相反，减少催化剂到燃烧器350的再循环速率可减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。在一些实施例中，燃烧器350可在恒定热量输入的条件下操作。在这些实施例中，可通过增加或减少补充燃料流356中的烃的摩尔浓度并且对补充燃料流356的流速进行对应的调整以维持热量输入速率恒定来修改燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。可替代地，在恒定热量输入条件下，可通过增加或减少催化剂到燃烧器350的再循环速率并且维持补充燃料流356的组成和流速恒定来修改燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

在一些实施例中，基于补充燃料流的总摩尔流速，补充燃料流356可包括纯净氢流，其包含大于或等于99mol％的氢。在一些实施例中，纯净氢流可与包含烃的一种或多种流组合以生产补充燃料流356。在一些实施例中，补充燃料流356可包括来自烃加工厂的工艺流。基于工艺流的总摩尔流速，来自烃加工厂/系统的工艺流可包括大于或等于50mol％、大于或等于60mol％、大于或等于70mol％、大于或等于80mol％，或大于或等于90mol％的氢。在一些实施例中，来自烃加工厂的工艺流可为废气流。举例来说，在一些实施例中，补充燃料流356可包括来自fcdh反应器系统的废气流，例如但不限于丙烷脱氢工艺，和/或来自轻质烃裂化工艺的废气流。应理解，来自其它烃加工系统的具有大于或等于40mol％的氢的废气流也可用作或包括在补充燃料流356中。在一些实施例中，补充燃料流356可由以下组成或基本上由以下组成：来自烃加工系统的废气流。在其它实施例中，补充燃料流356可包括与包含氢、烃组分或两者的一种或多种其它燃料流组合的废气流。

现参考图2，描绘用于使烃脱氢以生产烯烃和其它产物(例如，来自乙苯的苯乙烯)的fcdh工艺502的工艺流程图。在图2的fcdh工艺502中，来自脱氢反应的废气流544可被传递到燃烧器350以提供补充燃料流356的至少一部分。图2中描绘的fcdh工艺502可包括图1中所描绘的反应器系统102。fcdh工艺502可包括反应器202、催化剂分离区段210、燃烧器350和氧处理区370。fcdh工艺502可另外包括在催化剂分离区段210下游的产物分离器540。

在图2的fcdh工艺502的连续操作期间，可将化学进料512和来自氧处理区370的再活化的催化剂532引入反应器202。化学进料512中的反应物与再活化的催化剂532的接触可将化学进料512中的反应物的一部分转化为一种或多种反应产物(例如，乙烯、丙烯、苯乙烯等)和副产物。可将反应器流出物514从反应器202传递到催化剂分离区段210。反应器流出物514可包括至少来自化学进料的催化剂、反应产物和未反应的反应物，但是也可包括副产物、中间化合物、杂质、载气或其它成分。催化剂分离区段210可将反应器流出物514分离成气态流出物流522和失活的催化剂流524。气态流出物流522可包括至少反应产物和未反应的反应气体。失活的催化剂流524可被传递到燃烧器350以用于催化剂加工的至少一部分。在燃烧器350中，可在存在失活的催化剂流524的情况下燃烧补充燃料流356，以从催化剂中除去焦炭、加热催化剂或两者。在燃烧之后，经过加热的催化剂531可与燃烧气体534分离并且被传递到氧处理区370。在氧处理区370中，可用含氧气体533处理经过加热的催化剂531，以生产再活化的催化剂532。然后可将再活化的催化剂532传递回到反应器202。

仍然参考图2，气态流出物流522可被传递到产物分离器540，其可为可操作的以将气态流出物流522分离成至少一个产物流542和至少一个废气流544。基于废气流544的总摩尔流速，从fcdh工艺502的产物分离器540中回收的废气流544可包括至少40mol％、至少70mol％、至少75mol％、至少80mol％、至少85mol％或甚至至少90mol％的氢。废气流544还可包括甲烷、氮气和/或其它成分。从产物分离器540中回收的废气流544的至少一部分可作为补充燃料流356的至少一部分被传递到燃烧器350。在一些实施例中，废气流544可与次级燃料流358组合以生产补充燃料流356。在一些实施例中，次级燃料流358可为比废气流544具有更大氢浓度的含氢流。在其它实施例中，次级燃料流358可为包含一种或多种烃例如甲烷或天然气的烃流。在一些实施例中，可增加或减少次级燃料流358的流速、废气流544的流速或两者以增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

fcdh工艺502还可包括催化剂再循环流536，用于将再活化的催化剂532再循环回到fcdh工艺502的燃烧器350中。在一些实施例中，包括废气流544的至少一部分的补充燃料流356可具有固定组成。因此，可修改催化剂再循环流536以调整燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

现参考图3，工艺流程图描绘实施例，其中来自轻质烃裂化工艺602的裂化器废气流628可作为补充燃料流356的至少一部分被传递到反应器系统102的燃烧器350。如先前所讨论，反应器系统102可包括反应器202、催化剂分离区段210、燃烧器350和氧处理区370。在连续操作中，可将化学进料104和来自氧处理区370的再活化的催化剂112引入反应器202，其中再活化的催化剂112与化学进料104中的反应物的接触可将化学进料512中的反应物的至少一部分转化为一种或多种反应产物。可将反应器流出物106从反应器202传递到催化剂分离区段210，其中反应器流出物106可分离成气态流出物流108和失活的催化剂流110。可包括至少一种反应产物的气态流出物流108可被传递到一个或多个下游操作以用于另外加工。失活的催化剂流110可被传递到燃烧器350以用于催化剂加工的至少一部分。在燃烧器350中，可在存在失活的催化剂流110的情况下燃烧补充燃料流356，以从催化剂中除去焦炭、加热催化剂或两者。在燃烧之后，经过加热的催化剂111可与燃烧气体534分离并且从燃烧器350传递到氧处理区370。在氧处理区370中，可用含氧气体533处理经过加热的催化剂111，以生产再活化的催化剂112。然后可将再活化的催化剂112传递回到反应器202。

仍然参考图3，轻质烃裂化工艺602可包括轻质烃裂化单元610和轻质烃加工部分620。在轻质烃裂化工艺602的连续操作期间，可将一个或多个轻质烃流612引入轻质烃裂化单元610，其中烃流612中的轻质烃被裂化以生产包括一种或多种反应产物的裂化器流出物614。举例来说，在一些实施例中，轻质烃裂化单元610可为蒸汽裂化器，并且轻质烃流612可包括乙烷和丙烷，其可在蒸汽裂化器中被蒸汽裂化以生产至少乙烯。裂化器流出物614可被传递到轻质烃裂化工艺602的轻质烃加工部分620。轻质烃加工部分620可包括多个单元操作，如但不限于蒸气压缩、分离、硫和二氧化碳除去、干燥或其它操作。轻质烃加工部分620可最终将裂化器流出物614分离成多个气态流，如但不限于乙烯产物流622、丙烯产物流624、丙烷流626、裂化器废气流628和其它流。

裂化器废气流628可包括至少40mol％的氢，如50mol％至90mol％的氢。作为补充燃料流356的一部分包括的裂化器废气流628的至少一部分可被传递到反应器系统102的燃烧器350。举例来说，在一些实施例中，裂化器废气流628可作为补充燃料流356直接传递到反应器系统102的燃烧器350，使得补充燃料流356由以下组成或基本上由以下组成：裂化器废气流628。在一些实施例中，裂化器废气流628可与次级燃料流358组合以生产补充燃料流356。次级燃料流358可为比裂化器废气流628具有更大氢浓度的含氢流。可替代地，在一些实施例中，次级燃料流358可为包含一种或多种烃的烃流。在一些实施例中，可增加或减少次级燃料流358的流速、裂化器废气流628的流速或两者以增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

反应器系统102还可包括催化剂再循环流536，用于将再活化的催化剂532再循环回到燃烧器350中。在一些实施例中，包括裂化器废气流628的至少一部分的补充燃料流356可具有固定组成。因此，可增加或减少催化剂再循环流536的流速以调整燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。在一些实施例中，裂化器废气流628的至少一部分可与来自反应器系统102的废气流(例如，来自图2的fcdh工艺502的废气流544)组合以生产补充燃料流356。补充燃料流356可包括来自其它烃工艺的废气流。在一些实施例中，补充燃料流356可包括来自fcdh工艺的废气、来自轻质烃裂化单元的裂化器废气、纯静氢流或这些的组合中的至少一种。

在一些实施例中，反应器系统102和轻质烃裂化工艺602可整合在一起，以将产物流的分离组合到单个系统中。举例来说，在一些实施例中，来自反应器系统102的气态流出物流108可与来自轻质烃裂化单元610的裂化器流出物614组合，并且组合的流出物流(未示出)可被传递到轻质烃加工部分620。因此，在这些实施例中，轻质烃加工部分620可将组合的流出物流(例如，气态流出物流108和裂化器流出物614两者的组合)分离成多个气态流，如但不限于乙烯产物流622、丙烯产物流624、丙烷流626、裂化器废气流628和其它流。特别地，在一些实施例中，来自fcdh工艺502(图2)的气态流出物流522(图2)可与轻质烃裂化工艺的裂化器流出物614组合并且可随其传递到轻质烃裂化工艺602的轻质烃加工部分620，使得裂化器废气流628包括由轻质烃裂化单元610和fcdh工艺502(图2)生产的废气。

参考图4，在一些实施例中，裂化器废气流628可被传递到分离器装置630，如涡轮膨胀机或其它分离装置。分离器装置630可为可操作的以将裂化器废气流628分离成富氢流362和富烃流360。富氢流362、富烃流360或两者可作为补充燃料流356的至少一部分从分离器装置630传递到反应器系统102的燃烧器350。在一些实施例中，补充燃料流356可包括来自分离器装置630的富氢流362。来自其它烃加工系统的废气流(例如，来自图2的fcdh工艺502的废气流544)也可被传递到分离器装置630以生产富氢流和富烃流，并且然后至少将富氢流作为补充燃料流356的一部分传递到燃烧器350。在一些实施例中，可修改分离器装置630的操作参数以增加或减少补充燃料流356中的烃的浓度，从而增加或减少燃烧器350中的催化剂与烃的重量比。

在反应器系统102的操作的连续反应阶段期间，反应器系统102的催化剂加工部分300，特别是燃烧器350，可维持在足以使催化剂再活化的操作温度范围内的温度。举例来说，在一些实施例中，燃烧器350可维持在高于反应器系统102的反应器部分200的操作温度的温度。在一些实施例中，燃烧器350的操作温度范围可高于或等于650℃、高于或等于660℃、甚至高于或等于680℃，或甚至高于或等于700℃。在一些实施例中，燃烧器350的操作温度范围可为650℃至850℃、660℃至780℃，或700℃至750℃。如本文先前所讨论，维持燃烧器350中的操作温度可包括在燃烧器350中燃烧补充燃料。

再次参考图1，可将补充燃料流356引入催化剂加工部分300的燃烧器350。在一些实施例中，可通过设置在燃烧器350内的一个或多个分配器(未示出)将补充燃料流356引入燃烧器350。在将补充燃料流356引入燃烧器350之前，可使补充燃料流356通过压缩机(未示出)以增加补充燃料流356的压力。补充燃料流356可在5磅/平方英寸表压(psig)至200psig(34.47千帕(kpa)至1378.95kpa，其中1psig＝6.89kpa)的压力下供应到燃烧器350。在一些实施例中，可包括控制阀(未示出)以控制补充燃料流356的流速并且将补充燃料气体的压力调整至等于反应器系统102和/或燃烧器350的操作压力。在一些实施例中，可如通过使补充燃料流356通过任选的热交换器(未示出)来预加热补充燃料流356。

根据一个或多个实施例，反应器系统102中的反应可为用于将链烷烃和烷基芳烃脱氢成烯烃或其它产物的fcdh反应系统。根据这类实施例，进料流可包含链烷烃化合物，如乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷中的一种或多种。在一些实施例中，进料流可包括至少50wt％的乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷或其组合。在一个或多个实施例中，脱氢反应可利用包括铂、镓或其组合的催化剂。铂和/或镓可由氧化铝或氧化铝二氧化硅载体携带，并且可任选地包含钾。这类铂催化剂公开于美国专利第8,669,406号中，所述美国专利以全文引用的方式并入本文中。在一些实施例中，反应器系统102可为用于将烷基芳族化合物脱氢成其它产物的fcdh反应系统。举例来说，进料流可包括乙苯，并且反应器系统102可为用于将乙苯脱氢成苯乙烯的fcdh反应器系统。

实例

通过以下非限制性实例将另外阐明本公开的实施例。

实例1：在相对较低的热量输入下催化剂与烃的重量比对丙烷脱氢反应转化率的影响

在实例1中，在反应器系统以相对较低的热量输入操作期间，评估增加燃烧器中的催化剂与烃的重量比对丙烷脱氢反应器系统中丙烷转化率的影响。丙烷脱氢反应使用获自格雷斯·戴维森(gracedavidson)并且具有上流式流化反应器部分和催化剂加工部分的戴维森循环提升管(dcr)中试工厂单元进行。修改dcr单元，以允许在催化剂加工部分中进行原位燃料燃烧。每个反应试验1a-1d用4100克新装载的包含负载在含二氧化硅的氧化铝载体上的铂和镓的催化剂进行。将dcr单元的提升管反应器的入口温度控制在630℃，并且将压力设定为13psig。丙烷进料为hd-5丙烷进料，其中按摩尔计硫为大约百万分之30(ppm)。将丙烷进料在氮气中稀释，使得进料流中丙烷的分压为约4.3psig。

催化剂加工的温度维持在700℃至750℃的范围内。催化剂加工包括补充燃料流的燃烧，然后进行氧处理，其中将催化剂暴露于含氧气体(空气)中达浸氧时间。对于反应试验1a-1e，通过改变补充燃料流中甲烷的摩尔浓度来调整催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比。补充燃料流的流速随着甲烷浓度的降低而增加，以将反应器系统的操作维持在约1,600英热单位/小时(1.6千英热单位/小时)的恒定热量输入下，这些实例称为低热量输入。对于每个反应试验，dcr单元在第一时段以1分钟的浸氧时间操作，并且在第二时段以7分钟的浸氧时间操作。

丙烷进料速率(标准升/小时(slph))、催化剂循环速率(千克/小时)、补充燃料流组成(mol％和wt％)、补充燃料流进料速率(slph)、热量输入(百万英热单位/小时)、催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的比率(磅/磅)、丙烷重时空速(whsv小时^-1)和氧处理的浸氧时间提供于下表1中。实例1和2中的催化剂循环速率指代催化剂在反应器部分和催化剂加工部分之间循环的速率。确定以1分钟和7分钟的浸氧时间操作反应器系统的丙烷转化率，并且在表1中报告。

表1：实例1工艺参数和丙烷转化率

如表1中所示，对于实例1，当催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比从561∶1(1a)增加到2095∶1(1d)时，观察到在1分钟的浸氧时间下的丙烷转化率从42.1％增加到44.6％。因此，催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比从561∶1增加到2095∶1，丙烷转化率增加6％。随着催化剂加工部分的燃烧器中的催化剂与甲烷的重量比另外增加到2095∶1以上，如在实例1e中那样大于2500∶1，丙烷转化率在接近50％的理论最大丙烷转化率下趋平。举例来说，将燃烧器中的催化剂与甲烷的重量比从561∶1(1a)增加到理论极限(1e)引起丙烷转化率从42.1％增加到48.2％(1分钟的浸氧时间)，这增加约14.5％。

实例2：在相对较高的热量输入下催化剂与烃的重量比对丙烷脱氢反应转化率的影响

在实例2中，评估增加催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比对以相对较高的热量输入(即，实例1的补充燃料流率的3倍)操作的丙烷脱氢反应器系统的丙烷转化率的影响。丙烷脱氢反应在实例1中所述的dcr单元中进行。在实例2中，在相对较高的热量输入下进行催化剂加工，这是通过将补充燃料流的流速增加到实例1的补充燃料流的流速的3倍来实现的。丙烷脱氢反应在约4,700英热单位/小时(4.7千英热单位/小时)的恒定热量输入下进行。所有其它操作参数均相同。使用包含氢和甲烷的补充燃料流进行丙烷脱氢反应。对于反应试验2a-2e，通过改变补充燃料流中甲烷的摩尔浓度来调整催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比。补充燃料流的流速随着甲烷浓度的降低而增加，以将反应器系统的操作维持在恒定热量输入下。丙烷进料速率、催化剂循环速率、补充燃料流组成、补充燃料流进料速率、热量输入、反应系统的催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的比率、丙烷whsv和氧处理的浸氧时间提供于下表2中。确定以1分钟和7分钟的浸氧时间操作反应器系统的丙烷转化率，并且在表1中报告。

表2：实例2工艺参数和丙烷转化率

如表2中所示，对于在相对较高的热量输入下进行的丙烷脱氢实例2，当催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比从181∶1(2a)增加到698∶1(2d)时，观察到在1分钟的浸氧时间下的丙烷转化率从34.9％增加到42.0％。因此，在相对较高的热量输入下，催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比从181∶1增加到698∶1，丙烷转化率增加20％。随着催化剂加工部分的燃烧器中的催化剂与甲烷的重量比另外增加到698∶1以上，如在实例2e中那样大于2500∶1，丙烷转化率在接近50％的理论最大丙烷转化率下趋平。举例来说，将燃烧器中的催化剂与甲烷的重量比从181∶1(2a)增加到理论极限(2e)引起丙烷转化率从34.9％增加到48.5％(1分钟的浸氧时间)，这增加约39％。

参考图5，对于实例1和2的丙烷脱氢，丙烷转化率(％)(y轴)(700)作为催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比(x轴)的函数图形地示出。如图5中图形地所示，假定反应器系统的总热量输入保持恒定，丙烷转化率700随着催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比的增加而增加。

如图5中所示，当催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比增加到约300∶1时，丙烷转化率迅速增加。换句话说，在催化剂与甲烷的重量比为300∶1以下时，丙烷转化率迅速减小。因此，与以小于300∶1的催化剂与烃的重量比操作反应器系统相比，以大于或等于300∶1的催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比操作反应器系统提供优异的性能。随着催化剂加工部分中的催化剂与甲烷的重量比增加到300∶1以上(如从300∶1增加到2500∶1)，丙烷转化率的增加速率变得更慢，并且最终达到略微低于50％转化率的稳定水平，此时催化剂加工部分中的甲烷(烃)的量可忽略不计。在图5中，约2500∶1的催化剂与甲烷的重量比假定为表示无限大的重量比，其对应于催化剂加工部分中没有甲烷(例如，补充燃料流中没有甲烷或其它烃)。实例1和2的丙烷脱氢表明，将催化剂加工部分中的催化剂与烃的重量比增加到大于或等于300∶1，或甚至大于或等于500∶1可基本上增加反应器系统的丙烷转化率。

出于描述和定义本发明的目的，应注意，术语“约”在本文中用于表示可归因于任何定量比较、值、测量或其它表示的固有不确定度。术语在本文中还被利用来表示在不导致在所关注的主题的基本功能改变的情况下，定量表示可从规定的参考变化的程度。

应注意，所附权利要求书中的一项或多项利用术语“其中”作为过渡短语。出于定义本发明的目的，应注意，此术语在权利要求中引入为开放的过渡短语，其用于引入结构的一系列特征的引述并且应以与更多常用开放的前导术语“包含”相同的方式解释。

通常，本文所述的反应器系统102的任何系统单元的“入口端口”和“出口端口”指代系统单元中的开口、孔、通道、开孔、间隙或其它相似机械特征。举例来说，入口端口允许材料进入特定系统单元并且出口端口允许材料从特定系统单元离开。通常，出口端口或入口端口将定义反应器系统102的系统单元的区域，管道、导管、管子、软管、材料输送管线或相似机械特征附接到所述区域，或定义另一个系统单元直接附接到的系统的一部分。虽然入口端口和出口端口在本文中有时可描述为功能性地操作，但是其可具有类似或相同物理特性，并且其在可操作系统中的相应功能不应被解释为限制其物理结构。

对于本领域的技术人员将显而易见的是，在不脱离本发明的精神和范围的情况下，可对本发明进行各种修改和变化。因为本领域的技术人员可进行并入本发明的精神和实质的所公开的实施例的修改组合、子组合和变化，所以本发明应被解释为包括在所附权利要求书以及其等效物的范围内的所有事物。

起点商标作为专业知识产权交易平台，可以帮助大家解决很多问题，如果大家想要了解更多知产交易信息请点击 【在线咨询】或添加微信 【19522093243】与客服一对一沟通，为大家解决相关问题。

此文章来源于网络,如有侵权,请联系删除