採用隨時間失活的催化劑的工藝操作的製作方法

2023-06-13 07:48:01

專利名稱：採用隨時間失活的催化劑的工藝操作的製作方法
採用隨時間失活的催化劑的工藝操作本發明涉及採用隨時間失活的催化劑的工藝操作。具體來說，本發明涉及使用隨時間失活的催化劑將一種或多種反應物轉化為一種或多種產物的工藝。已知許多採用隨時間失活的催化劑的工藝。此類工藝的一個例子是使用合適的催化劑(例如鐵基或者鈷基催化劑)從包含CO和H2的合成氣來費-託合成烴類。鈷基催化劑在典型的費-託(FT)運行條件下通常是非常穩定的，僅僅隨合成時間發生小幅失活。通過不斷研究和開發工作，改進了鐵基FT催化劑，如今它們也能夠實現在長期合成中(數月甚至數年)運行。然而，已知所有類型的FT催化劑隨時間發生活性損失，但是通常來說是該活性損失可能是逐步的。這對於用於許多其他工藝，例如甲醇合成或者氨製備中的催化劑也是如此。

對於採用大型FT反應器的商業應用，TF合成形成部分高度整合的氣體循環，其含有各種循環迴路，以及潛在的甚至是與其他化工廠或者化學工藝的界面。催化劑活性的任意下降會傾向於降低FT反應器中所實現的轉化，這不僅抑制了工藝的生產力，還幹擾了所謂的氣體迴路平衡以及潛在的其他化工廠或者化學工藝。這會對整個聯合體的穩定運行造成負面影響。因此，採取緩和措施來補償催化劑活性的不斷損失是重要的。已知FT催化劑的失活行為取決於工藝的運行條件，例如運行溫度和水分壓。某些極端條件，例如過高的溫度會導致活性的快速和嚴重下降。應該選擇典型FT反應器的運行外殼徹底不含此類有害區域，因為此類極端條件所導致的失活可能在很大程度上是不可逆轉的。FT催化劑的運行溫度還會對催化劑性能的其他方面造成影響，例如化學反應動力學(隨著溫度的增加，反應物轉換速率增加)以及產物分布(隨著溫度的增加，轉向較輕產物，導致較高的甲烷選擇性)。理想地，FT反應器的運行條件應該維持在最佳催化劑性能的窄範圍內。該最佳運行點取決於以下方面，例如:設計約束條件、所需產物的光譜、催化劑和設備成本等，但是典型特徵在於:延緩催化劑失活、足夠高的反應速率、接近較重端的產物分布以限制甲烷選擇性。這使得三相漿鼓泡塔反應器是商用FT應用的優選選擇，因為此類反應器內部的混合行為能確保整個反應器實質上均勻的溫度分布，從而使得所有的催化劑顆粒都維持在最優化溫度下。補償催化劑逐步失活作用的常規方法是提升工藝的運行溫度從而維持轉化，因為溫度對於化學反應動力學具有正面影響。在FT合成中，這導致產物光譜不合乎希望地轉向較輕產物(最主要為甲烷)。此外，由於不斷增加溫度，反應器的運行外殼變為不利於催化劑穩定性的模式，這會加速失活並進而需要甚至更劇烈的溫度調節。其他採用隨時間失活的催化劑的工藝也存在類似問題。明顯地，該方法是不合適的，最終會導致生產活動以及所涉及的催化劑批料的提前終止。US6458857提出了一種替代運行方法，以緩和FT催化劑失活對於工藝性能的影響。該替代方法需要降低反應器的進氣速率(下降超過50%)，同時將運行溫度恆定地保持在起始值，從而維持轉化。這當然會造成負面影響，因為反應器生產力也成比例地下降。例如，在US6458857所提供的發明的例子中，在151天(約5個月)時間內反應器生產力下降約60%。如果通過反應器的表觀線性氣體速度下降太多使催化劑無法在漿態床中進行充分混合和懸浮，則該方法還會在漿鼓泡塔中產生問題。US6458857還指出，一旦進氣速率達到預定下限，可任選地升溫以維持轉化。作為另一種選擇，提到可以引入最高為催化劑最大負載的額外的新鮮催化劑。重要的是，US6458857指出這可以在調節進氣速率之前完成。也就是說，US6458857指出應該依次(而非平行地)並按照給定順序完成以下步驟以緩和FT催化劑失活帶來的影響:首先，將催化劑含量增加至反應器可容納的最大負載，之後儘可能地降低反應器的進氣速率直至到達下限，然後增加運行溫度以維持轉化。因此，該運行觀點的一個主要目的是儘可能快地並且在採取任意其他措施之前，在反應器中負載全部催化劑含量。W02005/026292要求保護一種方法，該方法在漿料FT反應器中補償催化劑從而彌補由於固態分離系統的吹掃所導致的反應器的催化材料的損失以及催化活性的損失。該發明著重於使催化劑最初與溫和反應條件接觸，並逐步接近所需的合成條件來調節催化齊[J。W02005/026292所揭示的催化劑添加類型對於彌補反應器中催化材料的損失是有效的。但是，向反應器連續不加選擇地加載高於和超過由於固態分離部分所導致的催化材料的損耗量顯然會導致反應器的過載，導致催化床的適當流化、較難過濾等問題。因此，W02005/026292並未揭示在整個催化劑活動中處理催化劑逐步失活的有效運行策略，也未揭示或暗示其他工藝調節。US2003/0087971要求保護一種向FT漿相反應器中加載FT催化劑的方法。還揭示了一種啟動反應器的過程。該過程需要向反應器中加載清潔熔融蠟的同時使合成氣通過液體鼓泡。在將反應器溫度維持在足夠低的水平以防止任意FT合成的同時，將催化劑批料傳輸至反應器直至反應器中裝載了催化劑總量的25-50%。實現之後，逐步提升反應器溫度直至達到所需的合成溫度。隨後，調節進氣速率並裝載餘下的催化劑含量以實現完整合成條件。重要的是需要注意，催化劑加載過程與溫度調節結合的目的是為了儘可能快地實現完整催化劑負載的穩態合成而不會破壞催化劑。實際上，US2003/0087971提到，由於鈷基FT催化劑的穩定性，此類催化劑在數年內不需要再生或者更換。因此，US2003/0087971並未揭示任何關於應該用於彌補不可避免發生的催化劑長期失活的過程。總的來說，涉及啟動過程或者長期運行觀點的已有專利文獻通常揭示了應該在生產活動開始時向反應器加入完 整催化劑含量。希望一種有效的長期運行過程用於處理隨時間發生的催化劑失活。根據本發明，提供了一種工藝運行方法，該工藝使用含隨時間失活的催化劑的流化床反應器將一種或多種反應物催化轉化為一種或多種產物，該方法在催化劑活動中包括以下步驟:在步驟A中，逐步增加反應器的運行溫度以抵消催化劑失活對於所述一種或多種反應物的轉化速率的負面作用，所述運行溫度不超過所選定的最大運行溫度；在步驟B中，向反應器中加入傾向於增加所述一種或多種反應物的轉化速率的催化劑，並降低反應器的運行溫度以至少在部分程度上抵消所加入的催化劑對於所述一種或多種反應物的轉化速率的影響，所述運行溫度仍高於所選定的最低運行溫度；以及重複步驟A和B直至催化劑活動結束或者直至生產運行結束。所述流化床反應器可以是三相漿鼓泡塔反應器或者二相流化床反應器，所述三相漿鼓泡塔反應器除了氣相和固相之外還含有連續液相，所述二相流化床反應器含有氣相和固相，但是不含連續液相。此類反應器的溫度梯度通常小於10° C，優選小於5° C，更優選小於2° C或者更小。可以用本領域技術人員已知的任意合適方式來定義反應器的運行溫度，例如運行溫度可以是反應器內部一個具體點的溫度、反應器內部某一組預定位置所測得的平均溫度或者重均溫度等。在本發明的一個優選實施方式中，運行所述工藝使得在催化劑活動的穩定運行過程中，反應器生產力基本保持恆定(例如，變化不超過約25%)。但是在一些例子中，可能會背離穩定運行，例如當發生工藝擾動時，當出於某些原因需要中斷反應器運行時，當向反應器裝載或者卸載催化劑的時間前後，或者當改變反應器的設定溫度時。通常，反應器的反應物進料速率變化不會超過約25%，所述一種或多種反應物的轉化變化不會超過20個百分點。可以用適用於所涉及工藝的任意方式來定義反應器生產力。例如，在費-託工藝的情況下，生產力可表述為每單位時間所生產的烴類的質量，或者CO轉化為烴類的質量速率或摩爾速率等。在步驟A的過程中逐漸增加反應器的運行溫度可包括在一段時間內逐步增加運行溫度直至達到所選定的最大運行 溫度。可以等量遞增運行溫度，例如0.5° C或者1° C。所述工藝在各運行溫度下可以運行一段延長的時間(以天數計)，並且由於催化劑的具體失活曲線，該時間的長度可以隨著生產或催化活動的進行而變化。因此，在生產或催化劑活動開始時，工藝可以在各個運行溫度運行例如1-3天的時間，但是在接近生產或催化劑活動結束時工藝可以運行最高10天或者甚至更長的時間。可以用對於本發明方法所實施工藝適用的任意常規方式來增加反應器的運行溫度。例如，對於放熱工藝，可以通過減少用於將所述一種或多種反應物轉化為所述一種或多種產物的反應器的冷卻來增加運行溫度。顯然，在步驟B中向反應器加入催化劑具有增加了反應器轉化反應物的能力的作用，即增加了所述一種或多種反應物的轉化速率。所述轉化反應物的能力的增加可簡單地是由於反應器內部催化劑質量的增加(在加載的催化劑多於卸載的催化劑的情況下)，和/或是由於反應器內部催化劑的平均活性的增加的結果(如果加入的催化劑的活性高於恰加入催化劑之前的反應器內部催化劑的平均活性)。在步驟B中，通過降低反應溫度來抵消反應器轉化反應物的潛力的提升。本領域技術人員應理解，在步驟B的過程中，相互結合地選擇催化劑的添加量、添加的催化劑的活性以及溫度下降的程度，以確保步驟B之前和之後的反應器生產力基本不變。優選地，催化劑的添加不中斷反應器的運行。在步驟B中加入催化劑可包括向反應器中加入平均活性高於反應器中在用的催化劑的平均活性的催化劑，從而使反應器中的催化劑的平均活性突然增加。顯然，具有更高活性的催化劑可以是之前未用過的新鮮催化劑，已經用過但是活性高於反應器中存在的催化劑的活性的催化劑，或者先前用過再活化的催化劑。當催化劑是費-託催化劑或者類似催化劑時，可以通過氫復原處理的方式或者其中涉及包括氧化步驟和還原步驟的再生處理來使所述先前用過的催化劑的再活化。原則上，還可以通過向反應器中加入活性高於反應器中所使用的催化劑的活性的不同催化劑來增加催化劑的平均活性。 從而該方法可以包括用反應器內的催化劑含量開始催化劑活動，所述反應器內的催化劑含量僅是完整催化劑含量的一部分。然後每次在步驟B中加入催化劑，直至重複步驟A和步驟B的循環之後達到完整催化劑含量。如上文所述，可以加入活性高於反應器中已有催化劑活性的催化劑。在以完整催化劑含量運行工藝數次並使步驟A的運行溫度提升至最大運行溫度之後，由於完整催化劑含量的失活會導致一種或多種反應物的轉化下降到難以接受的水平，必須停止或關閉工藝或反應器以替換催化劑，即必須結束催化劑或者生產活動。通常接著從反應器去除完整催化劑含量並用新鮮催化劑含量重啟反應器並根據本發明的方法運行。當該方法包括用僅是完整催化劑含量的一部分的催化劑含量開始所述催化劑活動時，在開始催化劑活動時的催化劑含量可小於完整催化劑含量的約70%，優選小於完整催化劑含量的約50%，更優選小於完整催化劑含量的約30%。當所述催化劑是費-託催化劑時，這些值是特別優選的，但是也可用於類似的催化劑。
當該方法包括用僅是完整催化劑含量的一部分的催化劑含量開始所述催化劑活動時，在每次步驟B過程中加入的催化劑可小於完整催化劑含量的約15質量％，優選小於完整催化劑含量的約10質量％，更優選小於完整催化劑含量的約8質量％，甚至更優選小於完整催化劑含量的約7質量％，例如完整催化劑含量的約5質量％。通常，在每次步驟B過程中加入的催化劑至少為完整催化劑含量的約I質量％，優選至少為完整催化劑含量的約2質量％，更優選至少為完整催化劑含量的約3質量％。當所述催化劑是費-託催化劑時，這些值是特別優選的，但是也可用於類似的催化劑。在本發明方法的一個實施方式中，該方法包括從催化劑含量去除一部分催化劑。例如，當加入活性高於反應器中在用催化劑的活性的催化劑時，可以從反應器中去除一部分催化劑。但是通常來說，在本發明的該實施方式中，在催化劑活動過程中隨著步驟A和B的重複，催化劑含量隨時間增加，直至達到完整催化劑含量，即使不時地從催化劑含量去除一部分的催化劑。或者，本發明的方法可包括通過從反應器去除催化劑並用基本相同量的催化劑代替所述去除的催化劑來維持催化劑含量大致恆定，所述基本相同量的催化劑的平均活性高於已經形成催化劑含量的一部分的催化劑，即高於同時從反應器去除的催化劑。可以在例如恰步驟B之前或者步驟B的過程中去除催化劑。從而該工藝可以是烴類合成工藝。具體來說，該工藝可以是用於從包含⑶和仏的合成氣合成烴類的費-託工藝。所述工藝可以採用三相漿鼓泡塔反應器或二相流化床反應器或者此類反應器的組合來進行烴類合成。通常，尾氣循環以提升反應物即合成氣的總體轉化。當該工藝是用於從包含CO和H2的合成氣合成烴類的費-託工藝時，並且根據本發明的一個實施方式，費-託烴類合成工藝包含在低於300° C的溫度運行的合成反應器。通常，在本發明的該實施方式中的費-託烴類合成工藝包含在160-300° C之間，優選220-260° C之間，例如約240° C的溫度運行的合成反應器。從而所述費-託烴類合成工藝可採用在範圍為10-50巴(例如約30巴)的預定運行壓力下運行的高環比增長，通常是漿料床反應階段或反應器。作為代替或者補充，當該工藝是用於從包含CO和H2的合成氣合成烴類的費-託工藝時，並且根據本發明的另一個實施方式，所述費-託烴類合成工藝包含在至少為320° C的溫度下運行的高溫費-託烴類合成反應器。通常，所述高溫費-託烴類合成反應器在320-380° C (例如約350° C)的溫度以及10-50巴(通常低於45巴)範圍內的運行壓力下運行。所述高溫費-託烴類合成反應器是低環比增長反應器，通常是二相流化床反應器。不同於低溫費-託烴類合成反應器(其特徵在於其在漿料床中維持連續液態產物相的能力)，高溫費-託烴類合成反應器無法在其流化床中生產連續液態產物相。至少對於費-託合成，所述催化劑可以是鐵基催化劑或者鈷基催化劑。通常，鈷基催化劑是支承型催化劑，例如氧化鋁支撐的催化劑。當該工藝是用於從包含CO和H2的合成氣合成烴類的費-託工藝時，可以選擇最小運行溫度和最大運行溫度相差不大於約10° C，優選相差不大於約5° C，更優選相差不大於約3° C。當所述一種或多種反應物的轉化下降到選定的下限時，可以開始步驟B。所述一種或多種反應物所選定的轉化下限可以比催化劑活動過程中一種或多種反應物所獲得的最大轉化低不超過約20個百分點。優選地，所述一種或多種反應物所選定的轉化率下限比催化劑活動過程中所獲得的一種或多種反應物最大轉化低最多約10個百分點，更優選低最多約5個百分點。也就是說，在催化劑活動過程中，轉化率可以變化最多約20個百分點，優選不超過約10個百分點，更優選最多約5個百分點。在催化劑活動過程中，產物整體產率可以變化最多約25%，更優選最多約10%。這可以通過適當地選擇最小運行溫度、最大運行溫度、轉化率下限、活動過程中所用的催化劑含量以及當存在尾氣循環回到流化床反應器時所採用的尾氣循環量，同時維持一種或多種反應物的基本恆定的進料速率來實現。應理解，一旦工藝開始並達到穩定運行，就可以在不高於最大運行溫度的運行溫度下採用本發明的方法。可以使用任意常規或合適方法向反應器中加載催化劑並開始工藝。當該工藝是用於從包含CO和H2的合成氣合成烴類的費-託工藝時，可以使用例如US2003/0087971揭示的方法來加載催化劑並啟動反應器。下面參考以下對比例和附圖進一步描述本發明。

在附圖中:

圖1顯示評估的標準化整體烴類生產率以及所記錄的CO轉化率與根據US6458857所揭示的現有技術方法運行的費-託工藝的運行時間關係圖，使用的是US6458857中的數據；圖2顯示對於使用低溫費-託漿料床反應器根據本發明方法的一個實施方式運行的工藝，催化劑隨時間變化同時運行溫度隨時間在227-230° C逐步並循環變化的負載增
量圖；圖3顯示預測的標準化整體烴類生產率以及合成氣轉化率與圖2的工藝的時間關係圖；圖4顯示對於使用低溫費-託漿料床反應器根據本發明方法的一個實施方式運行的工藝，催化劑隨時間變化同時在工藝穩定化之後運行溫度隨時間在222.5-225° C逐步並循環變化的負載增量圖；圖5顯示預測的標準化整體烴類生產率以及合成氣轉化率與圖4的工藝的時間關係圖；圖6顯示對於使用低溫費-託漿料床反應器根據本發明方法的另一個實施方式運行的工藝，催化劑隨時間變化同時在工藝穩定化之後運行溫度隨時間在219.5-225° C逐步並循環變化的負載增量圖；以及
圖7顯示預測的標準化整體烴類生產率以及合成氣轉化率與圖6的工藝的時間關係圖。現有技術實施例從US6458857說明書所記錄的數據以及US6458857說明書中所記錄的CO轉化率來評估採用鈷基催化劑並根據US6458857所揭示方法運行的低溫漿料床費_託工藝的整體烴類生產率，並示於圖1。從圖1可以看出，US6458857中所揭示的現有技術方法導致整體生產率下降約60%，這是不合乎希望的。比較例根據本發明的運行方法，結合具體反應器、動力學和催化劑失活模型進行模擬。在所有的情況下，模擬的工藝是在三相漿鼓泡塔反應器中使用商用鈷基催化劑的費-託合成。實施例1圖2顯示在約600天的模擬生產活動過程中催化劑的遞增負載，同時運行溫度在227-230° C之間以1° C的增量逐步變化。圖3顯示預測的標準化整體烴類生產率以及合成氣轉化率。這顯示，在為期數天的初始啟動階段後，轉化率和總體生產率可以維持在非常窄的範圍內(分布約為5-6個百分點)。這表明採用本發明方法的低溫費-託漿料床反應器的工廠的所有其他部分(例如合成氣產生部分和產物工作部分)可以以基本恆定的容量進行設計和運行，這是最經濟有效的設計。實施例2圖4顯示根據本發明方法運行的模擬生產活動的最初300天過程中催化劑的遞增負載，同時運行溫 度以0.5° C的增量逐步向上調節。在活動開始時的初始批料大小約為活動結束時所實現負載的22%，而負載的批料大小約為最終負載的5%。圖5顯示預測的標準化整體烴類生產率以及合成氣轉化率。在為期約為2-3周的初始啟動階段，溫度在223-225° C之間變化，並且觀察到一些生產率的變化。在啟動階段，溫度在222.5-225° C之間變化，轉化率和總體生產率可以維持在基本恆定值。實施例3本實施例與實施例2相同，不同之處在於一次加載較大批料的催化劑。作為結果，溫度需要在較寬範圍內變化，即從219.5-225° C (參見圖6)，從而在啟動之後維持基本恆定值的轉化率和生產率(參見圖7)。在活動開始時的初始批料大小約為活動結束時所實現負載的20%，而負載的批料大小約為最終負載的9%。因此，如實施例2那樣更頻繁地加載較小批料而非如實施例3那樣較不頻繁地加載較大批料的優點在於，溫度可以在較窄範圍內變化，從而維持溫度更接近所包含的催化劑的最佳值。如所示，本發明的運行方法相比於現有技術公認的方法具有許多優勢。通過在非常窄的溫度範圍內(通常小於或等於5攝氏度)運行費-託烴類合成漿料床工藝，使得催化劑總是在接近最佳溫度下運行，該最佳溫度下甲烷選擇性以及失活速率低，此外CO轉化率也是可接受的。不同於US6458857所揭示的過程，反應器的進氣速率以及生產率基本維持在恆定水平。由於一般費-託烴類合成設備高度集成的特性，這具有重大優勢，並且對於許多其他化工廠或者採用隨時間失活的催化劑的化學工藝(例如甲醇或氨合成)是有利的。眾所周知，合成氣生產部分構成了天然氣合成油(GTL)或煤制油(CTL)設備的最大成本組件。將費-託反應器維持恆定的合成氣進氣速率需要恆定的合成氣生產率，這進而表明合成氣生產單位可以總是在其設計容量下運行，以最高效地使用該非常昂貴的設備。與費-託氣體迴路整合的其他工厂部分或工廠也可以恆定容量運行。實際上，由於運行了本發明的方法所導致的氣體迴路的穩定運行(如所示)還表明可以根據具體要求確定所有的設備尺寸，並且所有的設備通常總是在它們的設計容量(顯然是最成本經濟的設計)下運行。還發現根據本發明的一個實施方式，僅用部分的完整催化劑含量並隨時間逐漸加載平衡開始生產活動的過程可以在要求代替或再生之前最高效地使用給定的催化劑批料。 因此本發明還提供了在催化劑或生產活動過程中提供最佳催化劑使用的方法。
權利要求
1.一種工藝運行方法，該工藝使用含隨時間失活的催化劑的流化床反應器將一種或多種反應物催化轉化為一種或多種產物，該方法包括，在催化劑活動中的以下步驟: 在步驟A中，逐步增加反應器的運行溫度以抵消催化劑失活對於所述一種或多種反應物的轉化速率的負面作用，所述運行溫度不超過所選定的最大運行溫度； 在步驟B中，向反應器中加入傾向於增加所述一種或多種反應物的轉化速率的催化齊U，並降低反應器的運行溫度以至少在部分程度上抵消所加入的催化劑對於所述一種或多種反應物的轉化速率的影響，所述運行溫度保持高於所選定的最低運行溫度；以及 重複步驟A和B直至催化劑活動結束或者直至生產運行結束。
2.如權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述流化床反應器是除氣相和固相之外還含有連續液相的三相漿鼓泡塔反應器。
3.如權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述流化床反應器是含有氣相和固相，但是不含連續液相的二相流化床反應器。
4.如權利要求1-3中任一項所述的方法，其特徵在於，運行所述工藝使得在催化劑活動的穩定運行過程中，反應器生產力基本保持恆定，所述流化床反應器的所述一種或多種反應物的進料速率的變化不超過25%，並且所述一種或多種反應物的轉化率變化不超過20個百分點。
5.如權利要求1-4中任一項所述的方法，其特徵在於，所述在步驟A中，逐步增加反應器的運行溫度包括在一段時間內逐步增加運行溫度直至達到所選定的最大運行溫度。
6.如權利要求1-5中任一項所述的方法，其特徵在於，在所述步驟B的過程中，相互結合地選擇催化劑的添加量、添加的催化劑的活性以及溫度下降的程度，以確保步驟B之前和之後的反應器生產力基本不 變。
7.如權利要求1-6中任一項所述的方法，其特徵在於，所述在步驟B中加入催化劑包括向反應器中加入平均活性高於反應器中已經在用的催化劑的平均活性的催化劑，從而使反應器中的催化劑的平均活性突然增加。
8.如權利要求1-7中任一項所述的方法，其特徵在於，所述方法包括用反應器內的催化劑含量開始催化劑活動，所述反應器內的催化劑含量僅是完整催化劑含量的一部分。
9.如權利要求1-8中任一項所述的方法，其特徵在於，所述方法包括不時地從催化劑含量去除一部分催化劑，但是在催化劑活動過程中隨著步驟A和B的重複，催化劑含量隨時間增加直至達到完整催化劑含量。
10.如權利要求1-8中任一項所述的方法，其特徵在於，所述方法包括通過從反應器去除催化劑並用基本相同量的催化劑代替所述去除的催化劑來維持催化劑含量大致恆定，所述基本相同量的催化劑的平均活性高於已經形成催化劑含量的一部分的催化劑。
11.如權利要求1-10中任一項所述的方法，其特徵在於，所述工藝是烴類合成工藝。
12.如權利要求11所述的方法，其特徵在於，所述工藝是用於從包含CO和H2的合成氣合成烴類的費-託工藝，選擇最小運行溫度和最大運行溫度相差不大於10° C。
13.如權利要求1-12中任一項所述的方法，其特徵在於，當所述一種或多種反應物的轉化率下降至低於選定的下限時開始所述步驟B。
14.如權利要求13所述的方法，其特徵在於，所述一種或多種反應物所選定的轉化率下限比催化劑活動過程中所獲得的一種或多種反應物的最大轉化率低不超過20個百分點。
15.如權利要求14所述的方法，其特徵在於，選擇活動過程中的最小運行溫度、最大運行溫度、轉換率下限和所用的催化劑含量，以及當存在循環回到流化床反應器的尾氣時採用的尾氣循環量，使得在維持所述一種或多種反應物的基本恆定的進料速率的同時，維持催化劑活動過程中產 物的總體生產率變化最大為25%。
全文摘要
一種工藝運行方法，該工藝使用含隨時間失活的催化劑的流化床反應器將一種或多種反應物催化轉化為一種或多種產物，該方法在催化劑活動中，在步驟A中，逐漸增加反應器的運行溫度以抵消催化劑失活對於一種或多種反應物轉化速率的負面影響。所述運行溫度不允許超過選定的最大運行溫度。之後，在步驟B中，向反應器中加入傾向於增加所述一種或多種反應物的轉化速率的催化劑，並降低反應器的運行溫度以至少在部分程度上抵消所加入的催化劑對於所述一種或多種反應物的轉化速率的影響。在步驟B的過程中，所述運行溫度仍高於選定的最小運行溫度。重複步驟A和B直至催化活動結束或者直至生產運行結束。
文檔編號B01J8/22GK103221513SQ201180051934
公開日2013年7月24日 申請日期2011年10月10日 優先權日2010年10月27日
發明者H·G·內爾 申請人:沙索技術有限公司