甲醇和/或二甲醚催化轉(zhuǎn)化制乙烯和芳烴的雙再生器反應裝置及其反應方法
【技術領域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種甲醇和/或二甲醚催化轉(zhuǎn)化制乙烯、丙烯和芳烴的雙再生器流化 床反應裝置及其反應方法。
【背景技術】
[0002] 乙稀、丙稀和芳經(jīng)（尤其是三苯，苯Benzene、甲苯Toluene、二甲苯Xylene，即 BTX)是重要的基本有機合成原料。受下游衍生物需求的驅(qū)動，乙烯、丙烯和芳烴的市場需求 持續(xù)增長。
[0003] 以液體烴（如石腦油、柴油、二次加工油）為原料的蒸汽裂解工藝是乙烯、丙烯和 芳烴的主要生產(chǎn)工藝。該工藝屬于石油路線生產(chǎn)技術，近年來，由于石油資源有限的供應量 及較高的價格，原料成本不斷增加。受之因素，替代原料制備乙烯、丙烯和芳烴技術引起越 來越廣泛地關注。其中，對于煤基甲醇、二甲醚原料，由于我國煤炭資源豐富，正逐漸成為一 種重要的化工生產(chǎn)原料，成為石油原料的重要補充。因此，考慮以甲醇和/或二甲醚為原料 制備乙烯、丙烯和芳烴。
[0004] 在各種現(xiàn)有的甲醇、二甲醚催化轉(zhuǎn)化技術中，甲醇/二甲醚轉(zhuǎn)化制芳烴的產(chǎn)物同 時包括乙稀、丙稀和芳經(jīng)。該技術最初見于1977年Mobil公司的Chang等人（Journal of Catalysis，1977,47,249)報道了在ZSM-5分子篩催化劑上甲醇及其含氧化合物轉(zhuǎn)化制備 芳烴等碳氫化合物的方法。1985年，Mobil公司在其申請的美國專利US1590321中，首次公 布了甲醇、二甲醚轉(zhuǎn)化制芳烴的研究結果，該研究采用含磷為2. 7重量％的ZSM-5分子篩為 催化劑，反應溫度為400~450°C，甲醇、二甲醚空速1. 3 (克/小時）/克催化劑。
[0005] 該領域的相關報道和專利較多，但是大多數(shù)技術的目的產(chǎn)物是芳烴，乙烯、丙烯 屬于副產(chǎn)物，收率低。比如，關于甲醇制芳烴催化劑方面的專利：中國專利CN102372535、 CN102371176、 CN102371177、 CN102372550、 CN102372536、 CN102371178、 CN102416342、 CN101550051，美國專利US4615995、US2002/0099249A1等。比如，關于甲醇制芳烴工藝 方面的專利：美國專利 US4686312,中國專利 ZL101244969、ZL1880288、CN101602646、 CN101823929、CN101671226、CN102199069、CN102199446、CN1880288 等。
[0006] 另外，有些專利公開的技術路線是甲醇制芳烴的同時聯(lián)產(chǎn)低碳烯烴、汽油等其他 產(chǎn)物，如專利 CN102775261、CN102146010、CN102531821、CN102190546、CN102372537 等。
[0007] 其中，專利CN102775261公開的多功能甲醇加工方法及裝置利用甲醇生產(chǎn)低碳烯 烴、汽油、芳烴。該方法采用兩步法生產(chǎn)工藝，第一步甲醇原料在專用催化劑1作用下生產(chǎn) 低碳烯烴，第二步將含低碳烯烴的反應氣經(jīng)換熱、急冷、洗滌處理后，在專用催化劑2的作 用下合成芳烴和或汽油。兩個反應過程的反應器可為固定床或流化床。該方法采用兩步法， 工藝流程復雜。
[0008] 專利CN102146010公開的是以甲醇為原料生產(chǎn)低碳烯烴及芳烴并聯(lián)產(chǎn)汽油的工 藝。以甲醇為原料并采用分子篩催化劑經(jīng)甲醇烴化反應和芳構化反應生產(chǎn)低碳烯烴及芳 烴并聯(lián)產(chǎn)汽油。甲醇烴化反應和芳構化反應的反應器為各種類型的固定床反應器，壓力 0.01~0.5兆帕，溫度180~600°C?？傄菏沾笥?0重量％，三苯收率大于90重量％。該 方法也采用兩個反應器，工藝流程復雜。
[0009] 專利CN102531821公開的是甲醇和石腦油共進料生產(chǎn)低碳烯烴和/或芳烴的方 法，采用負載2. 2~6. 0重量％ La和1. 0~2. 8重量％ P的ZSM-5催化劑，可采用固定床 反應器或流化床反應器。反應溫度為550~670°C，空速1. 0~5 (克/小時）/克催化劑。 該方法的三烯收率較高，但BTX收率低，只有5~17重量％。
[0010] 專利CN102372537和CN102190546公開了甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯和芳烴的方法。這兩項 專利是在甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯技術的基礎上發(fā)展而來，丙烯是主目的產(chǎn)物，芳烴收率較低。
[0011] 上述專利技術中都存在乙烯、丙烯和芳烴收率低的問題。本發(fā)明針對性地提出了 技術方案，解決了上述問題。
[0012] 上述現(xiàn)有的以甲醇和/或二甲醚為原料生產(chǎn)芳烴的流化床技術都采用單一再生 器進行催化劑循環(huán)反應再生。為保證催化劑高活性，需要再生后催化劑的碳含量盡量低，在 0. 05~0. 1重量％以下，因此不可避免需要高溫再生，一般在650~730°C左右。催化劑反 應生成的焦炭含氫元素，氫元素氧化反應會產(chǎn)生水蒸氣。對于分子篩催化劑，在這種水熱氛 圍下會因分子篩骨架脫鋁而損失活性，這種失活是永久性和不可逆的。對于單一再生器反 應裝置，催化劑總量的絕大部分存在于再生器內(nèi)，再生器內(nèi)催化劑藏量過大，催化劑在再生 器內(nèi)的停留時間長，催化劑水熱失活嚴重，使用壽命降低，生產(chǎn)成本增加。本發(fā)明針對性地 提出了雙再生器的技術方案，解決了上述問題。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0013] 本發(fā)明所要解決的技術問題之一是現(xiàn)有技術中乙烯、丙烯和芳烴收率低，催化劑 水熱失活嚴重的技術問題，提供一種甲醇和/或二甲醚催化轉(zhuǎn)化制乙烯、丙烯和芳烴的雙 再生器流化床反應裝置。該裝置具有乙烯、丙烯和芳烴收率高、有效減輕催化劑水熱失活的 優(yōu)點。
[0014] 本發(fā)明所要解決的技術問題之二是提供一種與解決技術問題之一相對應的方法。
[0015] 為解決上述問題之一，本發(fā)明采用的技術方案如下：一種甲醇和/或二甲醚催化 轉(zhuǎn)化制乙烯和芳烴的雙再生器流化床反應裝置，包括反應器1、第一再生器2、第二再生器 3、汽提器4的裝置；原料13從反應器1下部進入反應器1和催化劑接觸反應，反應后的積 炭催化劑下行經(jīng)汽提立管7提升至汽提器4汽提；汽提后催化劑進入第一再生器2和/或 第二再生器3 ;經(jīng)第一再生器2再生得到的半再生催化劑進入第二再生器3繼續(xù)再生；經(jīng)第 二再生器3再生得到的再生催化劑進入脫氣罐5脫氣后返回反應器1 ;第一再生器2自下 而上為密相段26、過渡段27、稀相段28 ;再生溫度為500~600°C，再生介質(zhì)18中氧氣的含 量為2~21體積％ ;第二再生器3自下而上為密相段29、過渡段30、稀相段31 ;再生溫度 為580~750°C，再生介質(zhì)20中氧氣的含量為21~30體積％。
[0016] 上述技術方案中，反應器1生成的積炭催化劑下行進入和反應器1底部相連的汽 提斜管6,再經(jīng)汽提立管7提升至汽提器4 ;汽提后催化劑部分經(jīng)第一再生器待生斜管8進 入第一再生器2密相段26,部分經(jīng)第二再生器待生斜管9進入第二再生器3密相段29,或 者只經(jīng)湍動床待生斜管9進入第二再生器3密相段28 ;經(jīng)第一再生器2再生得到的半再生 催化劑經(jīng)半再生劑輸送管10進入第二再生器3密相段29繼續(xù)再生；經(jīng)第二再生器3再生 得到的再生催化劑經(jīng)脫氣罐斜管11進入脫氣罐5脫氣；脫氣后再生催化劑經(jīng)再生斜管12 返回反應器1。
[0017] 上述技術方案中，第一再生器2密相段26的高度占第一再生器總高度的70~ 90% ;稀相段28直徑和密相段26直徑之比為1. 1~2:1，其高度占第一再生器總高度的 9~27% ;過渡段27高度占第一再生器總高度的1~3%。
[0018] 上述技術方案中，第二再生器3密相段29的高度占第二再生器總高度的50~ 85% ;稀相段31直徑和密相段29直徑之比為1. 1~2:1，其高度占第二再生器總高度的 14~47% ;過渡段30高度占第二再生器總高度的1~3%。
[0019] 上述技術方案中，第二再生器3內(nèi)部和/或外部設置取熱器，取熱器高度占第二再 生器高度的30%~80%。
[0020] 上述技術方案中，第一再生器2頂部設有一組氣固旋風分離器24,為1~3級；第 二再生器3頂部設有一組氣固旋風分離器25,為1~3級。
[0021] 上述技術方案中，反應器1，用于將原料14和催化劑接觸反應轉(zhuǎn)化為以乙烯、丙 烯和芳烴為主的產(chǎn)物；第一再生器2,用于除去積炭催化劑上焦炭中的氫，生成半再生催化 劑；第二再生器3,用于半再生催化劑上的焦炭，生成再生催化劑；汽提器4,用于汽提出積 炭催化劑上攜帶的產(chǎn)物；脫氣罐5,用于進一步脫除第二再生器再生后的再生催化劑夾帶 的再生煙氣。
[0022] 為解決上述問題之二，本發(fā)明采用的技術方案如下：一種甲醇和/或二甲醚催化 轉(zhuǎn)化制乙烯和芳烴的雙再生器流化床反應方法，采用上述的裝置，所述的方法包括以下幾 個步驟：
[0023] a)原料13從反應器1下部進入反應器1和催化劑接觸反應，生成反應產(chǎn)物14和 積炭催化劑，反應產(chǎn)物14進入后續(xù)分離裝置；
[0024] b)積炭催化劑下行進入和反應器1底部相連的汽提斜管6,再進入汽提立管7,經(jīng) 提升介質(zhì)15提升至汽提器4,和汽提介質(zhì)16接觸汽提，得到的汽提產(chǎn)物17和汽提后的積炭 催化劑，汽提產(chǎn)物17進入后續(xù)分離裝置；
[0025] c)汽提后的積炭催化劑部分經(jīng)第一再生器待生斜管8進入第一再生器2密相段 26,部分經(jīng)第二再生器待生斜管9進入第二再生器3密相段29,或者只經(jīng)第二再生器待生斜 管9進入第二再生器3密相段29 ;
[0026] d)汽提后的積炭催化劑在第一再生器2中和再生介質(zhì)18接觸燒氫、燒碳得到半再 生催化劑和煙氣19,煙氣19經(jīng)氣固旋風分離器24分離半再生催化劑后進入后續(xù)煙氣能量 回收裝置，半再生催化劑經(jīng)半再生劑輸送管10進入第二再生器3密相段29 ;
[0027] e)半再生催化劑和/或汽提后的積炭催化劑在第二再生器3中和再生介質(zhì)20接 觸燒炭得到再生催化劑和煙氣21，煙氣21經(jīng)氣固旋風分離器25分離再生催化劑后進入后 續(xù)煙氣能量回收裝置或作為第一再生器2的再生介質(zhì)；
[0028] f)再生催化劑經(jīng)脫氣罐斜管11進入脫氣罐5和脫氣介質(zhì)22接觸，進一步脫除煙 氣23,煙氣23進入后續(xù)煙氣能量回收裝置或作為第一再生器2的再生介質(zhì)，脫氣后的再生 催化劑下行經(jīng)再生斜管12返回反應器1。
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