技术领域
本发明一般地涉及用于与甲醇至丙烯反应器系统相关的生产芳族化合物，尤 其是二甲苯的反应器系统以及方法。
背景技术
全世界石油化工的主要部分涉及轻质烯烃材料的生产以及它们经聚合、低 聚、烷基化和类似公知的化学反应生产许多重要化学产物的后续用途。轻质烯烃 包括乙烯、丙烯以及它们的混合物。这些轻质烯烃是现代石化和化学工业的必要 基础原料。在目前的炼制中，这些材料的主要来源是石油进料的蒸汽裂化。出于 各种理由，包括对地理、经济、政治和供给减少的考虑，本领域长期以来寻求除 石油以外满足对这些轻质烯烃材料需求所需的大量原料来源。因此，研究和开发 人员寻求使用可替代料来有效且有选择性地生产轻质烯烃，从而减小石化工业 对石油原料的依赖性。大量注意已经集中在使用烃含氧物，更具体地是甲醇或二 甲醚(DME)作为必要可替代原料的首选来源的可能性。含氧物尤其具有吸引 力，这是因为它们可以由可广泛获得的材料如煤、天然气、循环塑料、来自工业 的各种碳废料流以及来自农业的各种产物和副产物来产生。由这些类型的原料制 备甲醇和其它含氧物的技术沿用已久，并且一般包括使用以下的一个或多个步 骤：(1)通常在蒸汽重整步骤中使用镍或钴催化剂通过任何已知技术制造合成 气，随后使用相对高的压力以及铜基催化剂进行公知的甲醇合成步骤；(2)选 择性发酵各种有机农产物及农副产物以制备含氧物；或者(3)这些技术的各种 组合。
在由可替代非石油原料制备含氧物的公知技术的基础上，本领域集中于将例 如甲醇的含氧物催化转化为所需轻质烯烃产物的不同步骤，以构成含氧物至烯烃 (OTO)工艺。当然，由非石油基原料制备的这些轻质烯烃产物在数量和纯度上 必须是可用的，以使它们在下游处理中可与目前用石油来源制备的材料相互替 换。尽管在现有技术中已经讨论了很多含氧物，但是由于商业上得到证实的甲醇 合成技术的可用性，制备这些所需轻质烯烃的两种主要途径首要集中在甲醇转化 技术。现有技术中已知两种主要的甲醇至轻质烯烃(MTO)的转化技术。US 4,387,263公开了一种使用包含沸石型催化剂体系的催化转化区的MTO方法。 该’263专利报道了使用ZSM-5型催化剂体系的甲醇转化技术的一系列实验。
US 4,587,373公开了使用如ZSM-5的沸石催化剂体系来制备轻质烯烃。该 ′373专利公开了将一部分甲醇进料流转移至DME吸收区以减小洗涤区的尺寸。
US 5,095,163、US 5,126,308和US 5,191,141公开了一种使用非沸石分子筛催 化物质的MTO转化技术。更具体地，这些专利公开了使用金属磷铝酸盐 (ELAPO)，更具体是硅铝磷酸盐分子筛(SAPO)，甚至更具体是SAPO-34。 已发现该SAPO-34材料对用甲醇原料制备轻质烯烃具有很高的选择性，因此对 不期望的相应轻质链烷烃和更重质物质具有非常低的选择性。
传统OTO技术生产出主要为乙烯和丙烯的轻质烯烃和各种更高沸点烯烃的 混合物。虽然传统OTO工艺技术能够通过对反应区中所保持的条件进行各种调 节来将从中回收的主要烯烃产物从乙烯转变为丙烯，但是本领域长期寻求一种提 供相对于传统OTO技术更好丙烯产率的含氧物至丙烯(OTP)技术。这种重点 朝丙烯转移的驱动力在于丙烯市场的增长率大于乙烯市场的增长率。市场上丙烯 生产的现有来源主要基于石脑油、LPG料流、丙烷流等的常规蒸汽裂化。在现代 精炼厂中，丙烯的另一主要来源是在流化催化裂化(FCC)烃转化工艺中制得。
US 2003/0139635A1公开了由甲醇和/或DME原料选择性制备丙烯的固定床 甲醇至丙烯(MTP)方法。该专利申请公开了具有含氧物至丙烯(OTP)合成 部分的流程方案，该部分具有相对于含氧物进料并行排列的三个反应器，并且使 用蒸汽稀释剂以及含氧物转化催化剂固定床。这些反应器相对于第一反应器和第 二反应器的排出物串行连接。
EP-B-1025068公开了使用两个反应区将含氧物进料和含有C4+烃的副产物馏 分转化为乙烯和丙烯。该专利公开了这两个反应区的每一个区可独立选择催化剂 和转化条件。该专利公开了对于含氧物至轻质烯烃的反应区使用例如SAPO-34 的非沸石分子筛催化剂，对于辅助反应区使用非沸石分子筛催化剂或者例如 ZSM-5材料的沸石催化剂，该辅助反应区运行以将C4+副产物馏分转化为所需的 轻质烯烃(即C2和C3烯烃)。该专利公开了对于第一反应区使用循环流化床或 提升管反应，对于第二反应区使用流化床或固定床或固定管反应器。
发明内容
本发明提供了一种反应器系统，其具有：(1)具有入口、出口以及反应区 的第一反应器，该第一反应器能够接收具有含氧物组分和烃组分的进料流，并且 能够将部分含氧物组分转化为轻质烯烃以及将部分烃组分烷基化形成烷基芳族 化合物，轻质烯烃和烷基芳族化合物包含在第一排出流中；(2)与第一反应器 的出口流体连通的分离器系统，用于接收第一反应器的第一排出流，并且用于提 供含有C3烯烃的第一产物流、含有C7芳族化合物的第二料流，以及含有C8芳 族化合物的第三料流；(3)将分离器连接至第一反应器入口的第一管线，用于 将第二料流输送到第一反应器；(4)与分离器系统流体连通的第二管线，用于 将C3烯烃输送到丙烯回收装置，以及(5)与分离器系统流体连通的第三管线， 用于将C8芳族化合物输送至二甲苯回收装置。
本发明进一步提供了一种用于将含氧物进料转化为丙烯(C3烯烃)以及将烃 进料转化为烷基取代苯化合物的方法。该方法包括：(1)在反应区中使含氧物 进料在分子筛催化剂的存在下反应，以将含氧物进料中的部分含氧化合物转化为 C3烯烃；(2)在反应区中使烃进料在分子筛催化剂的存在下反应，以形成C6+化合物；(3)形成含有C3烯烃和C6+化合物的排出流；(4)在分离区内将部分 排出流分离为富含C3烯烃的第一料流、富含C7的第二料流；(5)将第一料流 传送至第一储存装置；并且(6)将第二料流循环至反应区的入口。
本发明进一步提供了一种用于制备二甲苯的方法。该方法包括：(1)在压 力下向第一反应器提供含有芳族化合物的第一料流，该第一反应器在将含氧化合 物转化为C3烯烃的条件下运行，该第一反应器含有分子筛型催化剂；(2)烷基 化第一反应器中的部分第一料流，以形成富含C6+芳族化合物的排出流；(3)在 分离区内将部分排出流分离为富含C7芳族化合物的第一料流和富含C8芳族化合 物的第二料流；(4)将第一料流循环至第一反应器的入口；(5)并且将第二料 流传送至回收装置。
附图说明
附图为一种反应器系统的示意图，该反应器系统用于将C7芳族化合物循环 至含氧物至丙烯的反应器系统，并且用于制备和分离C8芳族化合物(二甲苯)。
术语和条件定义
本说明书中使用以下术语和条件，它们具有下述含义：(1)“部分”料流是 指与整体料流具有相同组成的等分部分，或者通过从中除去易分离组分而获得的 部分(例如，如果料流包含与蒸汽混合的烃，则在冷凝大部分蒸汽后，其包含含 水部分和烃部分)；(2)当所示流动从相对低压区到更高压区时，要理解存在 必要的压缩机和/或泵；(3)当所示流动在不同温度下操作的区域之间时，暗示 存在必要的加热和/或冷却装置；(4)术语“轻质烯烃”是指乙烯、丙烯以及它们 的混合物；(5)术语“重质烯烃”是指分子量大于丙烯的烯烃；(6)“OTP”工艺 是指用于将含氧物转化为丙烯的工艺；在优选的实施方案中，当含氧物是甲醇时， 这里将OTP工艺称为“MTP”工艺；(7)术语“含氧物”是指含有1至10个碳原 子的氧-取代的脂族烃，包括脂族醇、醚和羰基化合物(例如，醛、酮、羧酸等等) 以及这些物质的混合物；(8)术语“高度不饱和烃”是指结构中含有两个或更多 个双键或者三键的烃；(9)术语“流化床”表示催化剂颗粒夹带于气体或者液体 的加压流中；(10)术语CX+是指碳原子数为x或者更大的烃化合物，并且数值 x可以等于2至30个碳原子中的任意值；以及(11)术语“清洗”如附图中标示用 于除去水、链烷烃以及本领域技术人员公知的不期望或非反应性化合物。
具体实施方式
以下将参照附图说明本发明方法的优选实施方案。为了简化本发明的描述以 方便理解，附图中没有包括加热器、换热器、冷却器、阀、控制装置及其它化学 工程领域技术人员所熟知的常规装置的图示，除非它们的存在对于理解本发明来 说是必要的。
附图示出了在具有排出流15的OTP反应器14中由含有含氧物的烃进料流 11共同生产二甲苯和丙烯的反应器系统10。该反应器系统10具有分离器装置， 该装置具有用于分离C6+芳烃与轻质烯烃和重质烯烃的第一级18。C6+芳烃是排出 流20的一部分，并且被导向通过任选的蒸汽汽提器21，该汽提器浓缩C6+芳烃 并且在顶部除去部分重质烯烃，重质烯烃被移出并且转移通过管线25至烯烃互 变反应器62。管线23将C6+芳烃从蒸汽汽提器运送至第二级22，在此C6+芳烃在 一个蒸馏塔或一系列蒸馏塔中被分离为富含C7芳族化合物的第一排出流24、富 含C8芳族化合物的第二排出流26、富含C6芳族化合物的第三排出流28以及富 含C9+芳族化合物的第四排出流29。管线29中的部分C9+芳族化合物可以在管线 36中清洗。第一排出流24循环回与料流17汇合并且形成进料流11的一部分。 第二排出流26被导向二甲苯回收装置30。第三排出流28与第四排出流29合并， 并且该合并流被导向第二反应器40用于进行烷基转移反应。
轻质烯烃和重质烯烃形成排出流50的部分，而排出流50在压缩之后被从分 离器18导向烯烃分离装置52，在该烯烃分离装置52中C3烯烃(丙烯)与更轻 和更重的烯烃分离并且通过排出管线54至丙烯回收装置56。C2烯烃形成排出管 线58的一部分。C2烯烃产物可以在管线34中回收。其余的C2烯烃以料流59循 环回而与料流17汇合，形成进料流11的一部分。C4+烯烃(C4-C8)通过管线60， 由此可以通过管线35来回收部分C4+烯烃。其余的C4+烯烃通过管线61，经管线 63与管线25的重质烯烃汇合。管线63中的重质烯烃和C4+烯烃被传送至是烯烃 互变反应器62的第三反应器，在该反应器中部分C4+烯烃被转化为C3烯烃，该 C3烯烃形成排出流64的一部分并且被导回到分离器18的入口。水通过管线57 和56循环回第一反应器14，并且部分水还可以通过管线33清洗。
第一反应器14将含氧物转化为丙烯，并且在本领域中被称为OTP反应器。 在OTP反应器14的优选形式中，通过在有效的OTP条件下使原料与OTP催化 剂接触，将含有含氧物的烃进料催化且选择性地转化为丙烯以及含有脂族部分的 副产物烃，例如但不限于甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丁烯、丁烷以及有限量的其 它更高碳原子数的脂族化合物。在本发明的优选形式中，含氧物进料流11包含 甲醇、二甲醚(DME)、乙醇、二乙醚、甲醚、甲醛、二甲基酮、乙酸及其混 合物中的一种、多种或者全部。在本发明最优选的形式中，含氧物进料流11包 含甲醇或者二甲醚或它们的混合物。可以将新鲜含氧物进料流12首先输送到任 选反应器13中，使至少一部分甲醇转化为二甲醚，然后将含氧物进料流的排出 流17与其它料流一起经含氧物进料流11输送至第一反应器14内。
稀释剂在第一反应器14中并非绝对需要，但它是保持OTP催化剂对产生轻 质烯烃，特别是丙烯的选择性的有用选择。使用例如蒸汽的稀释剂可以提供某些 设备成本和热效率方面的优点，并且降低含氧物反应物的分压，从而增加对烯烃 的选择性。蒸汽和液态水之间的相变还可以用来促进原料和反应器排出物之间的 传热，并且稀释剂与产物的分离仅仅需要简单的冷凝步骤以将水与轻质烯烃产物 分离。
因此，优选在OTP反应器14中使用稀释剂，从而控制含氧物反应物的分压 而为其中发生的纯放热反应提供散热物质，并且使总反应选择性朝丙烯方向移 动。在反应区中使用的合适稀释剂包括氦气、氩气、氮气、一氧化碳、二氧化碳、 氢气、水、C1-C5链烷烃、芳烃以及这些物质的混合物。优选的稀释剂是蒸汽、 甲烷、芳族化合物，以及它们的混合物。优选的稀释剂在反应区中维持的条件下 是相对惰性的。特别优选的稀释剂是蒸汽，因为它相对容易使用冷凝技术从排出 流中回收。为了将含氧物的分压降低到有利于丙烯产生的水平，所用稀释剂的量 选择为对于每摩尔含氧物0.1∶1至12∶1，更通常为约0.1∶1至5∶1摩尔的稀释剂。 如上所述，在本发明的优选形式中，向反应器14提供部分富含乙烯的副产物流 58以及富含C7的料流24。从而，C2烯烃循环流和富含C7的料流24为反应器 14的反应区提供了烃稀释剂，所以一旦启动反应区并且引进C2循环流和富含C7料流24，必须加入以实现目标稀释剂与含氧物摩尔比的稀释剂的量可减少。
反应器14中所用的转化条件要仔细选择，以利于包含含氧物的烃进料流11 的含氧物组分生成丙烯。在本发明的优选形式中，含氧物转化温度约为350℃至 大约600℃。已知对于特定催化剂，该含氧物转化温度范围的较低部分有利于丙 烯生成，而较高部分有利于乙烯生成，但这以降低丙烯产率为代价。因此，进入 反应区的优选入口温度为350℃至500℃，更优选为约375℃至500℃，最优选为 375℃至475℃。
已经发现，这些反应条件在烷基化芳族化合物以形成C8化合物(二甲苯) 中同样有效。因此，含有含氧物的烃进料流进一步包含被烷基化形成C6和C6+烃化合物的C5+芳族组分，因此可以在含氧物转化为丙烯的同时制备烷基化芳族 化合物。
这些反应在催化剂，更优选在分子筛催化剂的存在下进行。该催化剂在使用 流化床、移动床或者分批型催化剂分布系统的反应器中与进料流11接触。在本 发明的一个优选形式中，反应器14包括移动床催化剂系统。
合适催化剂包括由以下通式表示的煅烧形式的沸石分子筛：
Me2/nO∶Al2O3∶xSiO2∶yH2O
其中Me是阳离子，x是骨架SiO2与Al2O3比率并且其值为约2至无穷大，n是 阳离子化合价，y的值为约2至100或更高并且更通常为约2至25。
可以使用的沸石包括菱沸石(也称为沸石D)、斜发沸石、毛沸石、镁碱沸 石、丝光沸石、沸石A、沸石P、ZSM-5、ZSM-11以及MCM-22。特别优选 具有高二氧化硅含量的沸石(即，骨架二氧化硅与氧化铝的比率大于100并且通 常大于150的那些，二氧化硅与氧化铝摩尔比为约150∶1至800∶1时得到好的结 果)。一种这样的具有ZSM-5结构的高二氧化硅含量的沸石是硅质岩，这里所 用的该术语包括US 4,061,724中公开的二氧化硅多晶型体(silicapolymorph)以 及US 4,073,865中公开的F-硅酸盐。用ZSM-5或者ZSM-11或它们的混合物获 得最好结果。这种催化剂有时被认为具有“五元环型(pentasil-type)”结构。
合适的非沸石分子筛由下面经验式表示的基于无水的经验化学组合物所涵 盖：
(ELxAlyPz)O2
其中EL是选自硅、镁、锌、铁、钴、镍、锰、铬以及它们混合的元素，x是EL 的摩尔分数且至少是0.005，y是铝的摩尔分数且至少是0.01，z是磷的摩尔分数 且至少是0.01，并且x+y+z＝1。当EL是金属混合物时，x表示所存在元素混合 物的总量。优选的元素(EL)是硅、镁以及钴，其中硅特别优选。
可考虑使用沸石型催化剂的混合物、非沸石分子筛催化剂的混合物以及沸石 型和非沸石型分子筛催化剂的混合物。
第二反应器40在烷基转移C6(苯)和C6+芳族化合物的条件下和在优化生 成C8芳族化合物的条件下操作。C6+芳族化合物包括苯、烷基取代苯包括甲基苯 (甲苯)、二甲基苯(二甲苯)、三甲基苯、四甲基苯以及C2-C6烷基取代苯。 C8芳族化合物被导向第一排出流26并且被传送至二甲苯回收装置30。C8芳族化 合物包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯，最优选对二甲苯。第二反应器40形 成富含C7芳族化合物的第二排出流46，该排出流循环回分离器22。
为了实现烷基转移反应，本发明在至少一个区中包含烷基转移催化剂，但是 除了大小与形状以外，对具体催化剂没有限制。烷基转移区中使用的条件通常包 括约200℃至约540℃的温度。烷基转移区在绝对压力为约100kPa至约6MPa 的宽范围适度升高的压力下操作。烷基转移反应可以以宽范围的空间速度来进 行，较高的空间速度得到较高比率的对二甲苯，但是以转化率为代价。重时空速 (WHSV)通常为约0.1至约20hr-1。
烷基转移排出物被分离成轻质循环流、混合C8芳族化合物产物以及重芳族 化合物流。混合C8芳族化合物产物可以送去回收对二甲苯和其它有价值的异构 体。轻质循环流可以被转移到其它用途，例如用于回收苯和甲苯，但可替换地部 分循环至烷基转移区。重质循环流包含基本上所有的C9和更重的芳族化合物， 并且可以被部分或者全部地循环至烷基转移反应区。
本领域技术人员熟知可以以适当大小与形状用于本发明的几种类型的烷基 转移催化剂。例如，在US 3,849,340(在此引入作为参考)中描述了一种催化复 合物，其包含SiO2/Al2O3摩尔比至少为40∶1的丝光沸石组分以及选自铜、银和锆 的金属组分，其中丝光沸石组分通过从初始SiO2/Al2O3摩尔比为约12∶1至约30∶1 的丝光沸石中酸萃取Al2O3而制得。使用例如氯化铝的Friedel-Crafts金属卤化物 获得好的结果，并且它们适用于本方法。已经发现卤化氢、卤化硼、第I-A族金 属卤化物、铁族金属卤化物等合适。已经发现，与上述和其它已知催化材料相结 合的难熔无机氧化物适用于烷基转移操作中。例如，在US 5,763,720中描述了二 氧化硅-氧化铝。在本领域中同样使用结晶型硅铝酸盐作为烷基转移催化剂。US 3,832,449中更具体描述了ZSM-12。在Re.28,341中更具体描述了沸石β。US 5,723,710中描述了一种沸石β的有利形态。MFI拓扑沸石的制备在本领域中同 样是众所周知的。在一种方法中，通过使含有氧化铝源、二氧化硅源、碱金属源、 水以及烷基铵化合物或其前体的混合物结晶来制备该沸石。进一步的描述在US 4,159,282、US 4,163,018和US 4,278,565中。
任选使用难熔粘合剂或基材来方便制造催化剂，提供强度并且降低造价。粘 合剂应该组成均匀并且在本方法中使用的条件下相对难熔。合适的粘合剂包括无 机氧化物，例如氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化铬、二氧化钛、氧化硼、氧化钍、 磷酸盐、氧化锌以及二氧化硅的中一种或多种。氧化铝是优选的粘合剂。
该催化剂还包含任选的金属组分。一种优选的金属组分是第VIII族(IUPAC 8-10)金属，优选铂族金属。或者，优选的金属组分是铼。优选的铂族金属中， 即铂、钯、铑、钌、锇和铱中，尤其优选铂。该组分可以作为化合物如氧化物、 硫化物、卤化物或者卤氧化物与催化复合物的一种或多种其它成分化学结合，或 者优选作为元素金属存在于最终的催化复合物中。该组分可以以任何催化有效的 量存在于最终催化剂复合物中，一般按元素计占最终催化剂的约0.01至约2质量 ％。可以以任何合适的方法，例如与载体材料共沉淀或共胶凝、离子交换或浸渍 将铂族金属组分引入催化剂中。优选使用金属水溶性化合物的浸渍法。可以使用 的典型铂族化合物是氯铂酸、氯铂酸铵、溴铂酸、二氯化铂、四氯化铂水 合物、氯化四胺合铂、硝酸四胺合铂、二氯羰基二氯化铂、二硝基二氨基 铂、氯化钯、氯化钯二水合物、硝酸钯等。优选氯铂酸作为特别优选的铂组 分来源。此外，当金属组分是铼时，可以使用的典型铼化合物包括高铼酸铵、高 铼酸钠、高铼酸钾、氯氧化铼钾(potassium rhenium oxychloride)、六氯铼(IV) 酸钾、氯化铼、七氧化二铼等化合物。在铼组分的浸渍中高度优选使用高铼酸的 水溶液。铼也可以与铂族金属一起使用。
在本发明的优选形式中，第三反应器62是能够将具有少于三个碳原子或四 个碳原子或更多个碳原子的非丙烯烃(例如C4-C8烃)转化为丙烯的互变反应器。 该第三反应器62优选使用与第一反应器14中所用相同的催化剂，并且使用移动 床、流化床或者分批式反应器系统使进料流60与催化剂接触。而且，在本发明 的优选形式中，第一反应器和第三反应器共用催化剂再生器系统70，该系统通过 管线72与第一反应器相连并且通过管线74与第三反应器相连。再生催化剂管线 73和75分别将再生催化剂返回至反应器14和62。第三反应器62的排出物通过 管线64经管线19转移至分离器18的入口。
在互变反应器62中可以使用稀释剂以控制其中使用的重质烯烃反应物的分 压，并且为吸热互变反应提供额外的热源。合适的稀释剂可以选自前述与OTP 反应区操作相关的那些。在这些优选的稀释剂中，如果以高浓度使用蒸汽，蒸汽 会使互变反应器中所用的催化剂存在水热失活的风险，然而通常都使用蒸汽，这 是因为它能够控制和/或防止加热器、换热器以及反应器内部构件中的焦炭形成， 容易获得，容易与互变反应的产物分离，并且它可以以比OTP反应区中低很多 的浓度来使用。优选用在互变反应区中稀释剂的量对应于每摩尔送入该区的C4+烯烃0.001至1摩尔的稀释剂，更优选0.01∶1至0.5∶1的摩尔比。应当注意，与 OTP反应区的情况不同，由于H2O不是互变反应器中所进行的C4+互变反应的 副产物，所以通常在整个该区中没有稀释剂的净补偿，以致在互变反应器中所用 稀释剂的有效量即是送入其中的量。然而，将某些含氧物以足够抵消其中发生的 吸热互变反应的量送入互变反应器中在本发明的范围之内。
本发明的一个优选形式在OTP反应器14和烯烃互变反应器62中使用移动 床技术以提高整个工艺对于丙烯生成的选择性。在传统MTO方法中使用移动床 技术是已知的并且示于US 5,157,181中。
用于本发明的移动床反应区可以以很多方式来构造，例如可以将催化剂颗粒 引入OTP反应区的上部区域，并且在重力下通过反应区的整个空间，在本发明 的优选形式中，其中双功能催化剂与径向流动的进料流相接触；从而，流体流相 对于催化剂流动方向横向流动。应当理解，在不偏离本发明范围的情况下，进料 流或者副产物流可以导向与催化剂运动相逆流或者并流流动。
更典型地，将催化剂颗粒引入一个或者多个由通过反应器的同心催化剂保 持筛所界定的环形催化剂室中，其中催化剂颗粒下行通过环形催化剂室并且从这 些反应区的下部排出。
在穿过反应器的过程中，含碳物质，即焦炭在其流过反应器时会沉积在催化 剂上。该含碳沉积物质会减少催化剂上活性位点数，从而影响总转化程度以及对 丙烯的选择性。因此，将部分的结焦催化剂移出反应器并且在70内再生以从中 除去至少部分焦炭。在本发明的优选形式中，在第一反应器14和第三反应器62 中使用相同的催化剂，可以将来自这两个反应器的结焦颗粒混合在一起并且送入 共用的再生站70。将从第三反应器移出的至少一部分部分结焦的催化剂颗粒送入 第一OTP反应器在本发明的范围之内。当第一反应器中催化剂对丙烯的选择性 由于活性位点被新焦炭沉积物覆盖而得到改善时，这可以是有利的。
通过氧化再生从催化剂上除去含碳物质，其中在足够的温度和氧浓度下使从 反应器中排出的催化剂颗粒移动床与含氧气流接触，从而使得可以通过燃烧从催 化剂上除去所需量的含碳物质。
含氧物至丙烯的转化步骤以及C4+烯烃互变步骤在包括入口总压在约0.1atm (10.1kPa)至约100atm(10.1MPa)的宽范围压力下有效进行，然而公知在低压 条件下有利于如丙烯的较轻烯烃的形成。因此，这两个步骤都优选使用约1至 4atm(101.3至405kPa)的入口压力，并且在约1.4至约3.4atm(138至345kPa) 下获得最好的结果。
反应物与催化剂的接触时间通常用相关术语重时空速(WHSV)来度量，对 于OTP转化步骤该WHSV基于传送至OTP反应区的含氧物反应物的质量与存 在于进料流或者任何传送至第一反应区的循环流中的任何反应性烃物质的质量 之和除以存在于反应区中的双功能催化剂的质量的每小时质量流速来计算。同 样，C4+烯烃互变步骤的WHSV基于传送至其中的C4+烯烃副产物流的质量与存 在于传送至其中的任何循环流或者稀释剂流中的任何反应性烃的质量之和除以 存在于第三反应器62中的催化剂的质量的每小时质量流速来计算。本领域技术 人员将认识到，反应物与催化剂的接触时间与WHSV的倒数成比例，所以当 WHSV增加时接触时间减少，相反WHSV降低导致接触时间增加。本发明OTP 反应器和互变反应器中使用的WHSV可以为约0.1至100hr-1，优选范围为约0.5 至20hr-1，通常在0.5至10hr-1获得最好结果。
本发明进一步包括任选的选择性加氢处理步骤以选择性地氢化例如二烯烃 和/或炔烃的高度不饱和烃，这些不饱和烃在OTP转化步骤中以少量(即，小于 所转化的含氧物进料量的2重量％，通常为所转化量的约0.01至1重量％)形成。 虽然这些高度不饱和烃并不代表丙烯收率损失的主要来源，但是已经发现它们是 优选催化剂上结焦沉积速率的非常重要的制造源。该处理步骤中使用的选择性加 氢条件选自本领域技术人员已知有效地将高度不饱和烃转化为相应烯烃，同时减 少或消除任何过度氢化成相应完全饱和烃的条件。
实施例1
使用具有30.4g/hr甲醇、4.8g/hr乙烯以及15.0g/hr水的甲醇和乙烯进料流进 行中试装置试验。该装置在入口温度为440℃，入口压力为76kPa(11psig)以 及GHSV为6,100hr-1的条件下操作。使进料流与ZSM-5催化剂接触。从装置中 收集产物，并且发现以干重量计其具有25.3％的丙烯、32.2％的乙烯、0.38％的 苯、0.38％的甲苯、1.37％的二甲苯以及0.68％的C9+。
实施例2
使用以重量计具有30.5g/hr甲醇、15.0g/hr水、4.2g/hr乙烯以及50.9g/hr重 质烃的进料流进行第二中试装置试验。以重量计，重质烃包含约25％的C5、12.5％ 的己烯、25％的甲苯、12.5％的辛烯以及25％的三甲基苯。由此，以干重量计， 总进料包含19.4％的甲苯以及19.4％的C9芳族化合物。该中试装置反应器在 440℃的入口温度、122kPa(17.7psig)的入口压力以及6,100hr-1的GHSV下操 作。如实施例1使用ZSM-5催化剂。收集并且分析反应器排出物，以干重量计 其具有12.2％的丙烯、5.12％的乙烯、0.4％的苯、13.6％的甲苯、7.6％的二甲苯 以及22.3％的C9+。实施例2表明就二甲苯和C9芳族化合物而言比实施例1的选 择率增加，同时表明甲苯消失。