用于从烯烃流中去除含氧化合物的方法.pdf

本发明提供了一种用于从富烯烃的气流中去除含氧化合物的方法，所述方法包括如下步骤：(a)在350至1000℃的范围内的温度下，在包含分子筛的催化剂的存在下，在含氧化合物反应区中使包含含氧化合物的含氧化合物原料反应，以产生包含至少含氧化合物、烯烃、水和酸性副产物的反应流出物流；(b)冷却所述反应流出物流，并使其在急冷区中与第一水性流接触，以产生水性流和富烯烃的气流；(c)在串联的一个或多个压缩机中压缩所述富烯烃的气流，以产生经压缩的气流，(d)在所述一个或多个压缩机中的每一个之后，冷却所述经压缩的气流，并从所述气流中分离经冷凝的材料，其中在步骤(c)中在所述一个或多个压缩机中的至少一个之后，通过使经压缩的气流直接与第二水性流接触，并将所得材料分离成贫含氧化合物的气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。

权利要求书
1.  一种用于从富烯烃的气流中去除含氧化合物的方法，所述方法包括如下步骤：
(a)在350至1000℃的范围内的温度下，在包含分子筛的催化剂的存在下，在含氧化合物反应区中使包含含氧化合物的含氧化合物原料反应，以产生包含至少含氧化合物、烯烃、水和酸性副产物的反应流出物流；
(b)冷却所述反应流出物流，并使其在急冷区中与第一水性流接触，以产生水性流和富烯烃的气流；
(c)在串联的一个或多个压缩机中压缩所述富烯烃的气流，以产生经压缩的气流，
(d)在所述一个或多个压缩机中的每一个之后，冷却所述经压缩的气流，并从所述气流中分离经冷凝的材料，
其中在步骤(c)中在所述一个或多个压缩机中的至少一个之后，通过在输送经压缩的气流的导管中使经压缩的气流直接与第二水性流接触，并将所得材料分离成贫含氧化合物的气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。

2.  根据权利要求1所述的方法，其中在一个或多个压缩机中的一个之后进行步骤(d)。

3.  根据权利要求1或权利要求2所述的方法，其中当所述经压缩的气流已被压缩至9至15巴(900至1500kPa)范围内的绝对压力后，通过使经压缩的气流直接与第二水性流接触，并将所得材料分离成贫氧气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。

4.  根据权利要求3所述的方法，其中当所述经压缩的气流已被压缩至10至12巴(1000至1200kPa)范围内的绝对压力后，通过使经 压缩的气流直接与第二水性流接触，并将所得材料分离成贫氧气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。

5.  根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中所述第二水性流在与所述经压缩的气流接触之前含有小于10ppm的含氧化合物。

6.  根据权利要求5所述的方法，其中所述第二水性流在与所述经压缩的气流接触之前含有小于1ppm的含氧化合物。

7.  根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中随后用苛性碱溶液处理所述贫含氧化合物的气流。

8.  根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中通过使所述经压缩的气流直接与第二水性流接触，并在含有塔板或填料的塔中将所得材料分离成贫氧气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。

9.  根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其中以逆流的方式使所述经压缩的气流与所述第二水性流接触。

说明书用于从烯烃流中去除含氧化合物的方法
技术领域
本发明涉及一种用于从烯烃流中去除含氧化合物的方法。
背景技术
通常，乙烯和丙烯经由链烷烃原料的蒸汽裂解制得，所述链烷烃原料包含乙烷或乙烷/丙烷混合物(称为气相裂解)，或包含丙烷、丁烷、石脑油、NGL(液化天然气)、缩合物、煤油、瓦斯油和蜡油(称为石脑油裂解)。制得乙烯和丙烯的一个可选择的途径为含氧化合物制备烯烃(OTO)过程。鉴于增加的天然气可得性，对用于制备乙烯和丙烯的OTO过程的兴趣在增加。天然气中的甲烷可转化为例如甲醇或二甲基醚(DME)，两者均为用于OTO过程的合适的原料。
在OTO过程中，将诸如甲醇或二甲基醚的含氧化合物提供至包含合适的转化催化剂的反应器的反应区，并转化为乙烯和丙烯。除了所需的乙烯和丙烯之外，诸如甲醇的含氧化合物的显著部分被转化为更高级的烃类，包括C4+烯烃、链烷烃和催化剂上的碳质沉积物。通过本领域已知的方法(例如加热催化剂与诸如空气或氧气的含氧气体)连续再生催化剂，以去除碳质沉积物的一部分。
一旦将包含烯烃、任何未反应的含氧化合物(如甲醇和二甲基醚)和其他反应产物(如水)的来自反应器的流出物从催化剂的本体中分离，则随后处理以提供分开的组分流。为了增加所述过程的乙烯和丙烯产率，可将C4+烯烃组分流再循环至反应区，或者在专用烯烃裂解区中进一步裂解，以进一步制得乙烯和丙烯。
在反应之后，冷却反应流出物流，且必须将反应流出物流分离成其组分，包括所需的烯烃产物。在例如在热交换器中最初间接冷却之后，反应流出物流在急冷区中与经冷却的水流接触。水和所存在的含 氧化合物的大部分将在急冷区中分离。
然而，所存在的含氧化合物中的一些可从急冷区的顶部在富烯烃的气流中携带。随后需要在分离过程中的之后的阶段中去除这些含氧化合物(例如甲醇、DME、诸如甲醛、乙醛和丙醛的醛类和诸如甲乙酮的酮类)，以防止它们作为最终产物中的污染物存在。
在用于从含氧化合物制备烯烃的已知过程中，压缩来自急冷区的富烯烃的气流。通过串联的一个或多个压缩机在阶段中进行压缩。
在每个压缩机之后，必须冷却经压缩的气流，这通常通过使用空气热交换器或水热交换器的间接热交换而进行。诸如分离鼓的分离容器位于每个热交换器之后，以从经压缩和冷却的气流中分离任何冷凝材料。在压缩和冷却过程期间或之后，例如通过使用苛性碱溶液处理气流，在羰基化合物去除区中从气流中去除作为OTO反应区中的副产物形成的一氧化碳和二氧化碳。
当使用苛性碱溶液处理气流时，在该阶段中某些含氧化合物的存在可导致问题，因为苛性碱溶液的碱性组分(如氢氧根离子)可催化特别是乙醛的醇醛缩合和随后的脱水反应，以形成诸如丙烯醛的不饱和醛，尤其是在更高pH下，如大于9的pH下。当不饱和醛在苛性碱溶液中积聚时，不饱和醛将聚合，并且如果醇醛缩合反应未加以抑制，则可形成粘性油状聚合物和聚合物膜和无用的杂物(lumb)。这些称为‘红油’，不可溶于苛性碱溶液中，并且可沉积于设备内部，从而导致严重的污染和堵塞。
在现有技术过程中，得自急冷区的保持在富烯烃的气流中的含氧化合物通常使用醇(通常为甲醇)洗涤，或通过与醇一起萃取蒸馏而去除。在至少一个包括压缩、在热交换器中冷却和经冷凝的材料的分离的完整压缩阶段之后进行这些过程。现有技术中的醇洗涤过程的例子可见于US 2005/0033104、US 2005/0222478、US 2006/0004239和US 2005/0283038中。萃取蒸馏过程描述于US 2003/0045655中。
希望提供一种用于从在急冷区中制得的富烯烃的气流中去除含氧化合物，并冷却所述气流的简单集成方法。
发明内容
因此，本发明提供了一种用于从富烯烃的气流中去除含氧化合物的方法，所述方法包括如下步骤：
(a)在350至1000℃的范围内的温度下，在包含分子筛的催化剂的存在下，在含氧化合物反应区中使包含含氧化合物的含氧化合物原料反应，以产生包含至少含氧化合物、烯烃、水和酸性副产物的反应流出物流；
(b)冷却所述反应流出物流，并使其在急冷区中与第一水性流接触，以产生水性流和富烯烃的气流；
(c)在串联的一个或多个压缩机中压缩所述富烯烃的气流，以产生经压缩的气流，
(d)在所述一个或多个压缩机中的每一个之后，冷却所述经压缩的气流，并从所述气流中分离经冷凝的材料，
其中在步骤(c)中在所述一个或多个压缩机中的至少一个之后，通过使经压缩的气流直接与第二水性流接触，并将所得材料分离成贫含氧化合物的气流和水性洗涤流，从而进行步骤(d)。
附图说明
图1至3为如本文所述的用于从富烯烃的气流中去除含氧化合物的方法的示例性但非限制性的实施方案的示意图。
图4为现有技术过程的例子的示意图。
图5提供了急冷装置的一个实施方案的2个视图(5A和5B)。
具体实施方式
本发明提供了一种用于从得自OTO过程中的急冷区的富烯烃的气流中去除含氧化合物的方法。在压缩所述富烯烃的气流的过程期间实现含氧化合物的去除。在本发明中，在用于压缩过程的一个或多个压缩机中的至少一个之后，使所得经压缩的气体直接与水性流接触。 使经压缩的气体直接与水性流接触实现了冷却经压缩的气体和去除存在于经压缩的气体中的含氧化合物的双重效果。这与现有技术过程形成对照，在现有技术过程中，在每个压缩机之后，使用间接热交换器冷却所得经压缩的气体，然后例如在分离鼓中分离经冷凝的材料，其中在分离步骤中去除含氧化合物。本发明的方法也提供了对富烯烃的气体的直接冷却，这是比现有技术中提供的间接冷却更有效的过程。因此，本发明的方法提供了一种在冷却富烯烃的气流的同时从所述气流中去除含氧化合物的简单集成方法。
另一益处在于，可设计直接急冷体系以获得比使用热交换器高得多的极高的操作弹性(turndown)。
来自急冷区的富烯烃的气流在串联的一个或多个压缩机中压缩。优选地，使用串联的两个或更多个压缩机，更优选串联的三个或更多个压缩机。
适当地，使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程可在串联的一个或多个压缩机中的任意者之后进行。因此，如果使用一个压缩机，则使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程在该压缩机之后进行。如果使用串联的两个压缩机，则使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程可在第一压缩机之后、在第二压缩机之后或在两个压缩机之后进行，优选在第二压缩机之后进行。如果使用三个压缩机，则使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程可在第一压缩机之后、在第二压缩机之后、在第三压缩机之后，或在超过一个压缩机之后进行，优选在第三压缩机之后进行。如果使用四个压缩机，则使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程可在第一压缩机之后、在第二压缩机之后、在第三压缩机之后、在第四压缩机之后，或在超过一个压缩机之后进行，优选在第二或第三压缩机之后进行。如果使用五个压缩机，则使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程可在第一压缩机之后、在第二压缩机之后、在第三压缩机之后、在第四压缩机之后、在第五压缩机之后，或在超过一个压缩机之后进行，优选在第二或第三压缩机之后进行。
优选地，为了过程简化，使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程在仅一个压缩机之后进行。
在一个实施方案中，将第二水性流直接注入输送来自压缩机的经压缩的气流的管道或其他导管中。
在一个实施方案中，喷嘴位于导管的侧面，从而将第二水性流直接注入输送经压缩的气流的导管中。
优选地，使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程在如下阶段中发生：气流已被压缩至9至15巴(900至1500kPa)范围内的绝对压力，更优选被压缩至10至12巴(1000至1200kPa)范围内的绝对压力。
例如通过用苛性碱溶液处理气流，从而在羰基化合物去除区中从气流中去除诸如一氧化碳和二氧化碳的羰基化合物。尽管可在进行任何压缩之前在羰基化合物去除区中处理气流，但优选的是在一个或多个压缩机中的至少一者中压缩气流之后在羰基化合物去除区中处理气流。更优选地，在由至少两个，更优选由至少三个压缩机压缩气流之后，在羰基化合物去除区中处理气流。适当地，在羰基化合物去除区之后使用一个或多个另外的压缩机。
优选地，在羰基化合物去除区中处理气流之前进行使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程。这具有减少在羰基化合物去除区中产生红油的额外的优点。
当存在超过一个压缩机，且使经压缩的气流直接与第二水性流接触的过程不在每一个压缩机之后进行时，适当的是在其他压缩机之后使用用于冷却经压缩的气流并分离经冷凝的材料的现有技术过程。因此，在这些压缩机之后，通过已知的方式(例如空气或水或过程流冷却热交换器)冷却经压缩的气流，然后通过已知的方式(例如在分离鼓中)分离经冷凝的材料。
适当地，第二水性流可在塔中与经压缩的气流接触。所述塔可含有塔板或填料。优选地，所述塔含有填料。可在任意填料的水平以下的点处将经压缩的气流引入塔中，因此经压缩的气流将向上行进通过 塔和任意填料。可在填料以上将第二水性流引入塔中，第二水性流将向下行进通过塔，以逆流的方式接触经压缩的气流。所得贫含氧化合物的富烯烃的气流可随后在塔的顶部移出，水性洗涤流在塔的底部移出。
第二水性流包含超过60wt％的水。优选地，第二水性流包含至少70wt％，更优选至少80wt％，甚至更优选至少90wt％，最优选至少95wt％的水。
在第二水性流中的水与在气流中的气体的摩尔比优选不超过10:1，更优选不超过5:1，甚至更优选不超过3:1，最优选不超过2:1。在第二水性流中的水与在气流中的气体的摩尔比优选为至少1:2，更优选至少1:1.5，最优选至少1:1.2。
适当地，相比于经压缩的气流，第二水性流含有更低含量的所存在的含氧化合物中的至少一者。优选地，第二水性流含有不超过5000ppm的含氧化合物，更优选不超过100ppm的含氧化合物，甚至更优选不超过50ppm的含氧化合物，甚至更优选不超过10ppm，甚至更优选不超过5ppm的含氧化合物，最优选不超过1ppm的含氧化合物，其中含氧化合物指存在的所有含氧化合物。
离开急冷区的富烯烃的气流通常包含不超过20wt％的含氧化合物，优选不超过10wt％的含氧化合物。所述富烯烃的气流优选包含至少1wt％的含氧化合物，优选至少5wt％的含氧化合物。离开急冷区的富烯烃的气流通常包含至少50wt％，优选至少60wt％，更优选至少70wt％的烯烃。
贫含氧化合物的气流优选包含不超过5％，更优选不超过2wt％，甚至更优选不超过1，甚至更优选不超过0.5，最优选不超过0.2wt％的存在于富烯烃的气流中的含氧化合物，以重量计。
在本发明的方法中形成的水性洗涤流优选再循环并在总体过程中再利用。在本发明的一个优选实施方案中，其可与来自急冷区的水性材料组合。存在的含氧化合物可随后分离并再循环至OTO反应区，水在过程的另一部分中再利用。
离开急冷区的富烯烃的气流的温度在20至50℃范围内，优选在20至40℃范围内是合适的。
在压缩富烯烃的气流之后，所得经压缩的气流通常在75至100℃范围内，优选在80至95℃范围内的温度下，并且必须被冷却至不超过55℃，优选不超过50℃，更优选不超过45℃，最优选不超过40℃的温度。
在本发明的方法之后，将进一步加工贫含氧化合物的气流，以将其分离成其组成部分。这可通过本领域已知的任何合适的过程实现。
本文指代含氧化合物原料为指代包含含氧化合物的原料。在含氧化合物(或OTO)反应区中，原料的至少一部分被转化为含有一种或多种烯烃，优选包含低级烯烃，特别是乙烯和通常为丙烯的产物。
过程中所用的含氧化合物优选为包含至少一个氧键连的烷基基团的含氧化合物。烷基基团优选为C1-C5烷基基团，更优选为C1-C4烷基基团，即分别包含1至5或1至4个碳原子；更优选地，烷基基团包含1或2个碳原子，最优选包含1个碳原子。可在含氧化合物原料中使用的含氧化合物的例子包括醇类和醚类。在含氧化合物原料中所用的优选的含氧化合物的例子包括醇类(如甲醇、乙醇、丙醇)；和二烷基醚(如二甲基醚、二乙基醚、甲基乙基醚)。优选地，含氧化合物为甲醇或二甲基醚，或它们的混合物。
优选地，含氧化合物原料包含至少50wt％，更优选至少70wt％的含氧化合物，特别是甲醇和/或二甲基醚，以全部烃类计。
也可供应包含在本发明的方法的步骤(d)的过程下游中回收或产生的含氧化合物(如含氧化合物回收流)的含氧化合物共进料，如下所述。这种物流可含有甲醇、二甲基醚和/或MTBE。
也可将诸如水或蒸汽的稀释剂提供至含氧化合物反应区。含氧化合物与稀释剂的摩尔比可为10:1和1:10之间，优选为4:1和1:2之间，特别是当含氧化合物为甲醇且稀释剂为水(通常为蒸汽)时。
优选地，除了含氧化合物和稀释剂之外，烯烃共进料连同含氧化合物原料一起和/或作为含氧化合物原料的一部分提供。本文指代烯烃 共进料为指代包含烯烃的共进料。
烯烃共进料优选包含C4+烯烃(即C4和更高级的烯烃)，更优选包含C4和C5烯烃。
在本发明的一个优选实施方案中，烯烃共进料包含至少30wt％，优选至少50wt％，更优选至少70wt％的C4烃类物质。在该实施方案中，烯烃共进料的剩余部分包含至少70wt％，更优选至少80wt％，甚至更优选至少90wt％的C5烃类物质。
在本发明的第二优选实施方案中，烯烃共进料包含至少50wt％，优选至少70wt％的C5烃类物质。在该实施方案中，烯烃共进料的剩余部分包含至少70wt％，更优选至少80wt％，甚至更优选至少90wt％的C4烃类物质。
存在于烯烃共进料中的C4烃类物质的优选至少35wt％，更优选至少50wt％，更优选至少75wt％为烯烃。
存在于烯烃共进料中的C5烃类物质的优选至少30wt％，更优选至少45wt％为非环烯烃。
为了使乙烯和丙烯的制备最大化，希望使OTO过程的流出物中的C4烯烃的再循环最大化。这可通过再循环OTO流出物中的C4+烃类馏分，优选C4-C5烃类馏分，更优选C4烃类馏分的至少一部分而完成。然而，其一定部分(如1至5wt％之间)可作为清除物(purge)取出，因为否则的话，饱和烃类，特别是C4(正丁烷和异丁烷)可在过程中累积，并且在OTO反应条件下基本上不转化。优选地，在通常操作期间，烯烃共进料的至少70wt％由来自OTO反应流出物的C4+烃类馏分的再循环流形成。优选地，以整个烯烃共进料计，烯烃共进料的至少90wt％由这种再循环流形成。
在含氧化合物原料中的含氧化合物与在提供至含氧化合物反应区的烯烃共进料中的烯烃的优选摩尔比取决于所用的具体含氧化合物和其中的反应性氧键连的烷基基团的数量。优选地，在全部进料中含氧化合物与烯烃的摩尔比在20:1至1:10的范围内，更优选在18:1至1:5的范围内，还更优选在15:1至1:3的范围内，甚至还更优选在12:1 至1:3的范围内。
多种OTO过程已知用于将含氧化合物(例如甲醇或二甲醚)转化至含烯烃的产物，如已经在如上所提及。一个这种过程描述于WO2006/020083中。集成由合成气制备含氧化合物以及将含氧化合物转化为低级烯烃的过程描述于US 20070203380和US 20070155999中。
适用于转化含氧化合物原料的催化剂包含分子筛。这种包含分子筛的催化剂通常也包含粘结剂材料、基体材料和任选的填料。合适的基体材料包括粘土，如高岭土。合适的粘结剂材料包括二氧化硅、氧化铝、二氧化硅-氧化铝、二氧化钛和氧化锆，其中二氧化硅由于其低酸度而是优选的。
分子筛优选具有一个、优选两个或更多个共角四面体单元，更优选两个或更多个[SiO4]、[AlO4]和/或[PO4]四面体单元的分子骨架。这些硅基、铝基和/或磷基分子筛和含金属的硅基、铝基和/或磷基分子筛已详细描述于许多出版物中，包括例如US 4567029。在一个优选实施方案中，分子筛具有8环、10环或12环结构和约至范围内的平均孔径。
合适的分子筛为磷酸硅铝(SAPO)，如SAPO-17、SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44以及SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-20、SAPO-31、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-47和-56；磷酸铝(AlPO)和金属取代的磷酸(硅)铝(MeAlPO)，其中MeAlPO中的Me指取代的金属原子，包括选自如下中的一者的金属：元素周期表的第IA族、第IIA族、第IB族、第IIIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族、第VIIIB族和镧系元素。优选地，取代的金属原子(Me)选自如下中的一者：Co、Cr、Cu、Fe、Ga、Ge、Mg、Mn、Ni、Sn、Ti、Zn和Zr。
或者，含氧化合物原料的转化可通过使用包含硅铝酸盐的催化剂，特别是包含沸石的催化剂而实现。合适的催化剂包括含有ZSM组，特别是含有MFI型(如ZSM-5)、MTT型(如ZSM-23)、TON型(如ZSM-22)、MEL型(如ZSM-11)和FER型的沸石的那些。其 他合适的沸石例如STF型(如SSZ-35)、SFF型(如SSZ-44)和EU-2型(如ZSM-48)的沸石。
当烯烃共进料与含氧化合物一起进料至含氧化合物转化区，以增加产生乙烯和丙烯时，优选包含硅铝酸盐的催化剂，特别是包含沸石的催化剂。
优选的催化剂包含更高维的沸石(more-dimensional zeolite)，特别是MFI型的沸石，更特别是ZSM-5，或者MEL型的沸石，如沸石ZSM-11。这种沸石特别适用于将烯烃(包括异烯烃)转化为乙烯和/或丙烯。具有更高维的通道的沸石在至少两个方向上具有交叉的通道。因此，例如通道结构由在第一方向上的基本上平行的通道和在第二方向上的基本上平行的通道形成，其中在第一和第二方向上的通道交叉。与另一通道类型交叉也是可能的。优选地，在所述方向中的至少一个方向上的通道为10元环通道。优选的MFI型沸石具有至少60，优选至少80的硅铝比SAR。更优选的MFI型沸石具有60至150，更优选80至100范围内的硅铝比。
特定的催化剂包括如下催化剂，所述催化剂包含具有不与其他通道交叉的一维10元环通道(即一维10元环通道)的一种或多种沸石。优选的例子为MTT和/或TON型的沸石。优选地，催化剂包含至少40wt％，优选至少50wt％的这种沸石，以催化剂中的全部沸石计。在一个实施方案中，除了具有10元环通道的一种或多种一维沸石(如MTT和/或TON型)之外，催化剂包含更高维的沸石，特别是MFI型沸石，更特别是ZSM-5，或MEL型沸石，如沸石ZSM-11。
催化剂还可包含磷本身或化合物中的磷，即除了包含于分子筛的骨架中的任何磷之外的磷。优选的是包含MEL型或MFI型沸石的催化剂另外包含磷。可通过在配制催化剂之前预处理MEL型或MFI型沸石，和/或通过后处理包含MEL型或MFI型沸石的经配制的催化剂，从而引入磷。优选地，包含MEL型或MFI型沸石的催化剂包含0.05至10wt％的元素量的磷本身或化合物中的磷，以经配制的催化剂的重量计。特别优选的催化剂包含磷和SAR在60至150，更优选80至100 范围内的MEL型或MFI型沸石。甚至更特别优选的催化剂包含磷和SAR在60至150，更优选80至100范围内的ZSM-5。
优选的是在含氧化合物转化催化剂中使用氢形式的分子筛，例如HZSM-22、HZSM-23和HZSM-48、HZSM-5。优选地，所用的分子筛的总量的至少50重量％，更优选至少90重量％，还更优选至少95重量％，最优选100％为氢形式。本领域公知如何制备这种氢形式的分子筛。
含氧化合物转化的反应条件包括350至1000℃，优选350至750℃，更优选450至700℃，甚至更优选500至650℃的反应温度，和0.1kPa(1毫巴)至5MPa(50巴)，优选100kPa(1巴)至1.5MPa(15巴)的压力。
优选地，在与包含分子筛的催化剂接触之前，将含氧化合物原料预加热至200至550℃，更优选250至500℃范围内的温度。
在所述方法中使用的催化剂粒子可具有本领域技术人员已知适用于该目的的任何形状，并可以以喷雾干燥的催化剂粒子、球、片剂、环、挤出物等的形式存在。经挤出的催化剂可以以各种形状应用，如圆柱体和三叶形。优选在流化床或提升管反应器系统中允许使用的喷雾干燥的粒子。通过喷雾干燥通常获得球形粒子。优选地，平均粒度在1-200μm，优选50-100μm的范围内。
尽管反应流出物中的C4+烃类馏分可如上所述作为烯烃共进料再循环，但在一个可选择的实施方案中，通过在单独的单元中使C4+烃类馏分与包含分子筛的催化剂(特别是包含沸石的催化剂)接触，C4+烃类馏分中的烯烃的至少一部分被转化为乙烯和/或丙烯。当OTO过程中的包含分子筛的催化剂包含至少一种SAPO、AlPO或MeAlPO型分子筛，优选SAPO-34时，这是特别优选的。这些催化剂较不适用于转化C4+烯烃。
优选地，C4+烃类馏分在350至1000℃，优选375至750℃，更优选450至700℃，甚至更优选500至650℃的反应温度，和0.1kPa(1毫巴)至5MPa(50巴)，优选100kPa(1巴)至1.5MPa(15 巴)的压力下与包含沸石的催化剂接触。
任选地，包含C4+烯烃的物流也含有稀释剂。合适的稀释剂的例子包括但不限于液体水或物流、氮气、氩气、链烷烃和甲烷。在这些条件下，C4+烃类馏分中的烯烃的至少一部分被转化为另外的乙烯和/或丙烯。所述另外的乙烯和/或丙烯可与直接获自含氧化合物反应区的另外的乙烯和/或丙烯组合。在将C4+烯烃转化为乙烯和丙烯时所指的这种分离过程步骤也称为烯烃裂化过程(OCP)。
包含分子筛的催化剂，特别是包含硅铝酸盐的催化剂，更特别是包含沸石的催化剂具有另外的优点：除了甲醇或乙醇的转化之外，这些催化剂也引起烯烃转化为乙烯和/或丙烯。因此，包含硅铝酸盐的催化剂，特别是包含沸石的催化剂特别适于用作OCP中的催化剂。用于OCP反应(即烯烃产物的一部分，优选包含C4+烯烃的烯烃产物的C4+烃类馏分的一部分，的转化)的特别优选的催化剂为包含选自MFI、MEL、TON和MTT型沸石的至少一种沸石的催化剂，更优选为包含ZSM-5、ZSM-11、ZSM-22和ZSM-23沸石中的至少一种的催化剂。
OTO过程和OCP两者可在流化床或移动床(例如快速流化床或提升管反应器系统)中操作，也可在固定床反应器或管式反应器中操作。优选流化床或移动床，例如快速流化床或提升管反应器系统。
催化剂可在OCP和OTO过程期间失活。主要是由于副反应所导致的碳质沉积物(如焦炭)沉积于催化剂上而发生失活。可通过本领域已知的方法再生失活的催化剂，以去除碳质沉积物的一部分。由于据信少量的残余碳质沉积物(如焦炭)可提高催化剂性能，因此不必，且实际上可能不希望从催化剂上去除所有的碳质沉积物。另外，据信完全去除碳质沉积物也可导致分子筛的降解。
相同的催化剂可用于OTO过程和OCP两者。在这种情况中，包含分子筛，特别是包含硅铝酸盐分子筛，更特别是包含沸石的催化剂可首先在OCP反应区中用于转化C4+烃类馏分的C4+烯烃。然后可在OTO过程中使用通常未再生的来自OCP的催化剂，以用于转化含 氧化合物原料和烯烃共进料。然后可如本文所述再生来自OTO过程的失活的催化剂，然后在OCP中再次使用经再生的催化剂。
所述安排可为有利的，因为其在OCP、OTO和再生过程之间提供良好的热联合。OCP为吸热的，反应热量的至少一部分可通过将催化剂从再生区传递至OCP反应区而提供，因为氧化来自负载催化剂的碳质沉积物的再生反应为放热的。
现在仅通过实施例的方式，并参照所附非限制性的附图描述本发明的实施方案。
图1示例了本发明的一个实施方案。将含氧化合物原料101进料至含氧化合物反应区105中。含氧化合物共进料102也可由含氧化合物再循环流供应。也可将稀释剂103提供至反应区。优选地，也将烯烃共进料104提供至反应区。含氧化合物共进料、稀释剂和烯烃共进料可分开供应至反应区，或者这些物流中的一个或多个可在进料至反应区之前与含氧化合物原料组合或组合在一起。
在含氧化合物(或OTO)反应区105中，在350至1000℃范围内的温度下在催化剂的存在下进行反应。在反应之后，气体产物与催化剂本体分离，以产生反应流出物流106，将所述反应流出物流106传递至急冷区107。在急冷区中，含有含氧化合物的水性流109产生，并可在作为含氧化合物共进料102再循环之前在含氧化合物分离区110中经历分离和提纯。也产生固体流108。
来自急冷区的富烯烃的气流111包含烯烃和含氧化合物，并在压缩机112中压缩。经压缩的气流113在含有填料115的塔114中与第二水性流116接触。贫氧气流117从塔的顶部移出，水性洗涤流118从塔的底部移出。水性洗涤流可随后与物流109组合，以回收包含于其中的含氧化合物。在含氧化合物分离区110中产生的水可在总体过程中再循环(图1中未显示)。
图2显示了本发明的一个优选实施方案，其中使用3个压缩机，且经压缩的气流仅在第三压缩机之后与第二水性流接触。
如图1中那样，在含氧化合物(或OTO)反应区205中，在350 至1000℃范围内的温度下在催化剂的存在下进行反应。在反应之后，气体产物与催化剂本体分离，以产生反应流出物流206，将所述反应流出物流206传递至急冷区207。在急冷区中，含有含氧化合物的水性流209产生，并可在作为含氧化合物共进料202再循环之前在含氧化合物分离区210中经历分离和提纯。也产生固体流208。
来自急冷区的富烯烃的气流211包含烯烃和含氧化合物，并在第一压缩机212中压缩。第一经压缩的气流213随后在热交换器219中冷却，之后被传递至分离器或分离鼓220，在其中分离可冷凝材料221。第一经压缩的富烯烃的气流222随后在第二压缩机223中压缩。第二经压缩的气流224随后在热交换器225中冷却，之后被传递至分离器或分离鼓226，在其中分离可冷凝材料227。第二经压缩的富烯烃的气流228随后在第三压缩机229中压缩。
第三经压缩的气流230在含有填料215的塔214中与第二水性流216接触。贫氧气流217从塔的顶部移出，水性洗涤流218从塔的底部移出。水性洗涤流可随后与物流209组合，以回收包含于其中的含氧化合物。在含氧化合物分离区210中产生的水可在总体过程中再循环(图2中未显示)。
图3显示了本发明的一个可能的实施方案，因为其引入至用于制备诸如乙烯和丙烯的烯烃产物的总体过程中。如图2所述进行该过程。应注意，如本文在图上的数字中所用，第一数字指代附图数。因此，数字204和304分别指代图2和3中的相同特征。
随后将贫含氧化合物的气流317传递至羰基化合物吸收区331，其中使用苛性碱溶液处理物流，以去除二氧化碳和羰基化合物。所得物流332在被传递至水去除区334之前在一个或多个压缩机333中进一步压缩。在水去除之后，剩余气流335进入烯烃分离区336，以优选通过一个或多个低温蒸馏过程分离，从而提供两个或更多个烯烃组分流337、338、339和304，包括作为烯烃共进料304再循环的包含C4+烯烃的物流。
在一个可选择的实施方案中，所述物流的全部或部分340经历 OCP 341，以提供包含乙烯和丙烯的物流342。所述物流342可随后作为富烯烃的气流311的一部分进料回到过程中。
图5使用与图1-4不同的编号方案，且该图中的项目不通过数字与之前附图的任意者相关。图5示出了直接急冷装置的一个实施方案，具有两个视图5A和5B。图5A显示了直接急冷装置的俯视图。急冷环610与流出物导管620同心，且直接急冷点630位于围绕流出物导管的多个点处。直接急冷点可为用于将水性液体注入流出物导管中的喷雾喷嘴或另一类型的注入装置。
图5B显示了急冷环610、流出物导管620和直接急冷点630的侧视图。
实施例
使用如图2所示例的过程装置的ASPEN模拟建模本发明的方法，其中在第二水性流中的水与在经压缩的气流中的气体的摩尔比为1:1。也进行如图4所示例的过程装置的ASPEN模拟，以提供比较数据。图4显示了遵循图2的相同步骤，直至在第三压缩机429之后的过程。在图4中，在第三压缩机429之后，第三经压缩的气流443在热交换器444中冷却，之后被传递至分离器或分离鼓445，在其中分离可冷凝材料446。气流447随后在热交换器448中进一步冷却，以产生物流449。这种装置是现有技术过程典型的。
在如下表1中，显示了如在ASPEN模拟中计算的在物流406、449、230和217的每一个中的某些含氧化合物的含量。也给出了在图2所示的过程中通过水洗而去除的每个含氧化合物的量。
该模拟显示，当使用本发明的方法时，几乎完全去除甲醛和甲醇，且去除显著量的其他含氧化合物。
表1