CN101293801B

CN101293801B - 甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法

Info

Publication number: CN101293801B
Application number: CN2007100988425A
Authority: CN
Inventors: 谢朝钢; 朱根权; 孙新; 孙益群; 杨义华; 李正; 舒兴田; 龙军; 张久顺
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2007-04-28
Filing date: 2007-04-28
Publication date: 2012-12-12
Anticipated expiration: 2027-04-28
Also published as: CN101293801A

Abstract

甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法，包括甲醇原料与含中孔分子筛的催化剂接触，反应物流经分离得到积炭催化剂和以二甲醚为主的反应物流；烃类原料与含中孔分子筛的催化剂接触，反应物流经分离得到待生催化剂和反应油气，油气进一步分离得到富含低碳烯烃的气体、汽油等产品；以二甲醚为主的反应物流部分或全部送至催化裂解装置，与催化剂接触进一步转化为低碳烯烃；积炭催化剂部分返回催化裂解装置、待生催化剂全部进入再生器进行烧焦再生，再生催化剂经过脱气后全部或部分返回催化裂解。该方法既合理使用了烃类催化裂解的过剩热能，又解决了甲醇转化的催化剂和供热问题，保证甲醇连续地转化为二甲醚、低碳烯烃。

Description

甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法

技术领域

本发明涉及一种从甲醇生产二甲醚的方法，更具体地说，本发明属于一种联合烃类催化转化同时生产二甲醚、低碳烯烃(C2-C4烯烃)的方法。

背景技术

二甲醚(DME)的生产方法有一步法和二步法。一步法是指由原料气一次合成二甲醚；二步法是由合成气合成甲醇，然后再脱水制取二甲醚。

二步法分两步进行，即先由合成气合成甲醇，甲醇在酸催化下脱水制二甲醚。二步法合成二甲醚是目前国内外二甲醚生产的主要工艺，该法以精甲醇为原料，脱水反应副产物少，二甲醚纯度高，工艺成熟，装置适应性广，后处理简单，可直接建在甲醇生产厂，也可建在其它公用设施好的非甲醇生产厂。国内外多采用含γ-Al₂O₃/SiO₂制成的ZSM-5分子筛作为脱水催化剂。反应温度控制在280-340℃，压力为0.5-0.8MPa。甲醇的单程转化率在70-85％之间，二甲醚的选择性大于98％。

CN1180064A公开了一种二甲醚的生产方法，以甲醇为原料，在较低温度(100至125℃)、常压(0-0.05MPa表压)和新的催化剂作用下进行反应脱水，即可产出二甲醚气体。

CN1125216A公开了一种由甲醇生产二甲醚的方法，该方法是甲醇先进入汽化分离塔，除去高沸点物及杂质后，在多段冷激式反应器内，复合固体酸催化剂存在下进行催化脱水反应，脱水产物进入高效填料精馏塔内进行精馏，根据不同需要，选择不同操作回流比，制得纯度90-99.99％二甲醚产品。

CN1368493A公开了一种甲醇催化脱水制备二甲醚的方法，涉及一种甲醇催化脱水制二甲醚的方法，其中脱水是在含SO₄ ^2-的固体酸催化剂存在下进行的。催化剂中SO₄ ^2-含量优选为2-25重％，优选的催化剂载体选自γ-Al₂O₃，η-Al₂O₃和SiO₂。

CN1301686A公开了一种甲醇脱水制二甲醚的方法，该方法是以高岭土为原料，经硫酸改性后作为催化剂，用于甲醇脱水制二甲醚。

US2004/0034255A1公布了一种利用活性氧化铝催化甲醇气相脱水制备二甲醚的方法，所述活性氧化铝的孔径为2.5nm到8.0nm，其中氧化钠的含量低于0.07％。

上述方法主要利用复合固体酸、酸改性高岭土、活性氧化铝等催化甲醇脱水制备二甲醚，且主要利用固定床反应器，生产的二甲醚多用作精细化学品，生产规模小，生产成本较高。另外，甲醇的脱水反应需要在一定温度下完成，反应过程中甲醇汽化热很大，甲醇本身放出的热量不足以维持甲醇脱水工艺过程的热量平衡。

乙烯、丙烯是现代化学工业的基本原料，其需求量将越来越大。制取乙烯、丙烯的传统路线是通过石脑油裂解生产，但随着石油成本和风险逐步提高，寻找替代性原料来源用以生产小分子烯烃(C2-C3烯烃)就变得非常重要。天然气经由甲醇制乙烯、丙烯等小分子烯烃(Methanol toOlefins，简称MTO)是最有希望替代石脑油路线制烯烃的工艺。由天然气制甲醇(经由合成气)的工艺已经很成熟，而以甲醇制小分子烯烃(MTO)则是该替代路线的关键环节。其它如由农作物等制取含氧化合物，再转化为烯烃等化工产品，也具有潜在开发价值。

五元环高硅分子筛如ZSM-5、硅铝磷酸盐分子筛如SAPO-34能够选择性的将含氧化合物转化成小分子烯烃。但在实际生产过程中，需要设计合理工艺路线，最大限度提高小分子烯烃的选择性。

CN1065853C公开一种利用SAPO-34分子筛催化剂，在上行密相流化床上将甲醇、二甲醚转化为小分子烯烃的方法，基于碳平衡的小分子烯烃的选择性接近80％。

CN1156416C公布了一种由甲醇或二甲醚生产小分子烯烃的工艺方法，该工艺采用磷酸硅铝分子筛(SAPO-34)作为催化剂，利用气固并流下行式流化床超短接触反应器，催化剂与原料在气固并流下行式流化床超短接触反应器中接触、反应，物流方向为下行。催化剂及反应物出反应器后进入设置在该反应器下部的气固快速分离器快速分离，及时终止反应的进行；有效抑制二次反应的发生；分离出的催化剂进入再生器中烧炭再生，催化剂在系统中连续再生，反应循环进行。通过使用本发明的工艺方法和系统，减少了副产物烷烃的产生，降低了后续分离工艺的难度，进而增加了产物小分子烯烃的产量。二甲醚或甲醇的转化率大于98％，基于碳平衡的小分子烯烃的收率大于80％。

US6740790B2公开了一种通过控制进入反应器内含氧化合物和烃类的总量与进入反应器中新鲜剂和再生催化剂中分子筛总量的比例，将含氧化合物转化为小分子烯烃的方法。该方法的生焦率低，且产物中C1-C4烷烃含量降低，特别是烯烃产物中的丙烷含量明显降低。

US6844476B2公开了一种采用双区反应的方法，含氧化合物在第一反应区与催化剂接触、反应，第一反应区的反应油气再在第二反应区与新鲜剂或再生催化剂接触反应，使反应油气中的C₄ ⁺烯烃转化为小分子烯烃，同时催化剂上沉积一定焦炭。第二反应区的挂炭催化剂输送到第一反应区与含氧化合物接触、反应，提高乙烯、丙烯的产率和选择性。

US6797851B2也公布了一种采用双反应区、双催化剂的反应系统，第一反应区利用ZSM-5分子筛催化转化含氧化合物，第二反应区利用ZSM-35进一步催化转化第一反应区产生的C₄ ⁺烯烃。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法。

本发明提供的甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法包括下列步骤：

(1)、甲醇原料与含中孔分子筛的催化剂接触，反应物流经分离得到积炭催化剂和以二甲醚为主的反应物流；

(2)、烃类原料与含中孔分子筛的催化剂接触，反应物流经分离得到待生催化剂和反应油气，油气进一步分离得到富含低碳烯烃的气体、汽油等产品；

(3)、步骤(1)的二甲醚为主的反应物流部分或全部送至催化裂解装置，与催化剂接触进一步转化为低碳烯烃；

(4)、步骤(1)的积炭催化剂部分返回催化裂解装置、步骤(2)的待生催化剂全部进入再生器进行烧焦再生，再生催化剂经过脱气后全部或部分返回步骤(2)。

步骤(1)的积炭催化剂部分可以返回甲醇脱水装置，继续催化甲醇的脱水反应。

步骤(1)的积炭催化剂也可以返回催化裂解装置反应器，进行重复使用，对催化裂解装置的生产和产品分布没有不利影响，同时积炭催化剂的返回步骤(2)的反应器，由于催化剂部分积炭，催化剂表面性能得到修饰，同时可以降低步骤(2)的油剂接触温度，在一定程度可以降低步骤(2)的干气产率，提高低碳烯烃的选择性。

步骤(1)的积炭催化剂也可以返回催化裂解装置再生器，催化剂经过再生后，可以重复使用，对催化裂解装置的生产和产品分布没有不利影响。

本发明所述甲醇原料中甲醇的含量为5-100重％优选50-100重％更优选90-100重％，可以含有少量杂质如水等。所述甲醇原料来自各种化石燃料如天然气、煤、油砂、石油等经气化、合成制得的粗甲醇，也可以是其它来源的甲醇。本发明中甲醇可以液相进料，也可以与反应产物或其它热源热交换后进行气相进料。其它热源可以来自催化裂解装置或其它装置。

所述烃类原料选自C₄ ⁺烃类、原油、汽油、柴油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油中的一种或一种以上的混合物，优选减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油中的一种或一种以上的混合物。

所述含中孔分子筛的催化剂可以是不含无机氧化物和粘土的中孔分子筛和任选的其它分子筛，其中其它分子筛与中孔分子筛的重量比为0-10；优选含无机氧化物、粘土、中孔分子筛、任选的其它分子筛，其中其它分子筛与中孔分子筛的重量比为0-10，中孔分子筛与其它分子筛之和占催化剂总重量的10-80重％。

其中中孔分子筛包括ZRP系列(稀土改性)、ZSP系列(铁改性)、ZSM系列分子筛及其衍生或改性分子筛，SAPO分子筛中的一种或几种。有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列分子筛选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的分子筛之中的一种或一种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。

所述其它分子筛包括Y型及其衍生或改性分子筛、SAPO分子筛、Beta分子筛或其改性分子筛。选自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY、Beta分子筛中的一种或一种以上的混合物。

所述无机氧化物选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝中的一种或一种以上的混合物，粘土为高岭土或/和多水高岭土。

步骤(1)的反应条件如下：温度200～550℃优选250～450℃，压力0.10～2.0MPa，优选0.15～1.0MPa，催化剂与甲醇原料的重量比为0.1～50优选0.5～40，反应时间0.1～20秒，优选0.5～10s。

步骤(2)的反应条件如下：温度500～600℃，压力0.15～0.30MPa，催化剂与烃类原料的重量比为4～30，反应时间0.1～6秒。

步骤(3)的反应条件如下：温度400～580℃，压力0.15～0.30MPa，催化剂与反应物料的重量比为4～50，反应时间0.5～10秒。

步骤(2)的催化裂解选自DCC及其各种改进的工艺等。

步骤(1)的积炭催化剂中返回催化裂解装置占积炭催化剂总重量的10-90％。当步骤(1)的部分积炭催化剂返回催化裂解装置的情况下，剩余的积炭催化剂在步骤(1)重复使用。

步骤(2)的待生催化剂中参与烧焦的部分占待生催化剂总重量的1-100％。当步骤(2)的部分待生催化剂进入再生器进行烧焦再生的情况下，剩余的待生催化剂返回步骤(2)和/或(1)，所述部分待生催化剂占待生催化剂总重量的1-99％。

步骤(1)的以二甲醚为主的反应物流部分或全部送至催化裂解装置，与催化剂接触进一步转化为低碳烯烃，步骤(1)所述反应物流可以送至催化裂解装置的床层反应器或提升管反应器，也可以送至催化裂解装置的汽提器部分，优选送至汽提器部分。当所述部分反应物流送至催化裂解装置，则剩余的反应物流经分离得到二甲醚。

步骤(4)所述再生为单段再生或两段再生，所述再生催化剂为部分再生催化剂(即半再生催化剂)或/和完全再生催化剂。返回步骤(1)、(2)的再生催化剂需要进行脱气。

步骤(1)所述含中孔分子筛的催化剂选自新鲜的催化剂、步骤(1)的积炭催化剂、步骤(4)的再生催化剂一种或一种以上的混合物。

步骤(1)、步骤(2)所用的反应器均为催化剂可移动的反应器，选自流化床、提升管、下行式输送线反应器、移动床、由提升管与流化床构成的复合反应器、由提升管与下行式输送线构成的复合反应器、由两个或两个以上的提升管构成的复合反应器、由两个或两个以上的流化床构成的复合反应器、由两个或两个以上的下行式输送线构成的复合反应器、由两个或两个以上的移动床构成的复合反应器，上述每种反应器可以分成两个或两个以上的反应区。步骤(1)优选的反应器为流化床更优选密相流化床；步骤(2)优选的反应器为提升管+流化床。所述提升管选自等直径提升管、等线速提升管、各种变直径提升管中的一种或几种。所述流化床选自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍动床、快速床、输送床、密相流化床中的一种或几种。

上述反应器可以使用现有的催化裂化反应器，也可以对现有的催化裂化反应器进行必要的改造，还可以使用与现有催化裂化反应器结构和功能类似的反应器。

返回步骤(1)反应器的再生催化剂先经冷却至100～650℃。可采用直接或间接换热方式冷却。直接换热方式就是用温度较低的空气与再生催化剂直接接触换热。这股空气是经空压机压缩被送往再生器空气的全部或一部分，即利用部分再生催化剂的高温热能预热进入再生器的空气。直接换热器形式为流化床或提升管，经旋风分离器分离的被冷却的催化剂经过热水蒸汽汽提杂质气体(氮、氧、二氧化碳等)后进甲醇催化转化反应器；间接换热方式就是用间接换热器，热的催化剂从管程通过，水蒸汽走壳程。返回步骤(1)反应器的热再生催化剂也可以通过和冷的新鲜催化剂混合达到降温的目的。

在本发明的方法中，由于甲醇脱水反应为放热反应，反应床层的温度会上升，为避免温度升高对二甲醚选择性产生影响，需要采取措施控制反应床层的温升，控制反应床层温升的措施可采用加大催化剂置换速率，甲醇分段进料，通过取热手段取走甲醇脱水反应放出的热量。取热手段可以采用在反应床层设置取热盘管，也可以通过设置外取热器取走反应产生的热量。管程中可以走反应原料甲醇蒸汽，也可以走水蒸汽。

在本发明的方法中，甲醇发生脱水反应，得到以二甲醚为主的反应产物，可以不经过分离，直接送至催化裂解装置，与热的催化剂接触，进一步转化为低碳烯烃。二甲醚为主的反应产物可以直接进入催化裂解装置，也可以与稀释剂一起进入催化裂解装置，稀释剂可以是水蒸气、低碳烷烃，最好是水蒸气。

在本发明的方法中，甲醇发生脱水反应，反应产物也可以经分离得到以二甲醚为主的气体产物，可以直接用做燃料如民用液化气等。气体产物也可以通过进一步分离，得到高纯度的二甲醚，用做精细化学品。分离得到的以甲醇为主的液相产物返回甲醇脱水反应器进行再反应，分离得到的以水为主的液相产物返回可以送至催化裂解装置进一步使用。

采用本发明提出的联合催化裂解从甲醇生产二甲醚、低碳烯烃的方法，既合理使用了烃类催化裂解的过剩热能，又解决了甲醇转化的催化剂和供热问题，保证甲醇连续地转化为二甲醚、低碳烯烃。

附图说明

附图为本发明提供的甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法优选流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。

图中主要突出甲醇脱水部分，没有示出催化裂解单元(包括反应器、再生器等)，这并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。其中1为短提升管反应器、2为床层反应器，3为沉降分离设备，4为催化剂混合器，6为换热设备。

甲醇原料通过与甲醇脱水的反应物流，或与催化裂解装置的物流如反应油气或热催化剂换热后，由管线11进入短提升管反应器，催化剂被提升至床层反应器，甲醇在短提升管反应器和床层反应器中，在温度250～450℃，压力0.15～1.0MPa，催化剂与甲醇原料的重量比为0.5～40，反应时间0.5～10秒的条件下发生脱水反应，反应物流通过分离设备3分离得到产物物流和积炭催化剂后，产物物流由管线31离开甲醇脱水反应系统。积炭催化剂经汽提后，10～90重量％的积炭催化剂经过管线21，通过换热设备6冷却后进入催化剂混合器4。冷却介质经过管线61进入换热设备6的盘管与催化剂换热后由管线62流出，冷却介质可以是甲醇蒸汽或水蒸气。积炭催化剂经汽提后，10～90重量％的积炭催化剂由管线22返回催化裂解装置。脱气后的再生催化剂剂经过管线52进入催化剂混合设备5，催化裂解新鲜剂经过管线51进入催化剂混合设备5，两种催化剂经过混合后，由管线53进入催化剂混合器4。可以根据实际生产需要确定是否引入催化裂解再生催化剂以及催化裂解再生催化剂的引入量。惰性气体或甲醇蒸汽由管线41进入混合器，将积炭催化剂、新鲜催化剂、和/或再生催化剂混合均匀，并将催化剂预提升至短提升管反应器底部。提升气体可以是水蒸气、氮气、二氧化碳、甲醇蒸汽中的一种或几种。

以二甲醚为主产物物流由管线31离开反应系统后，可以送至催化裂解装置的汽提器(未示出)或反应器，与热的积炭催化剂接触反应，进一步生成低碳烯烃。二甲醚为主的气相产物也可经过分离得到二甲醚，分离得到以水为主的物流可以在催化裂解装置进行重复利用。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。

试验是在中型试验装置上进行，其中甲醇反应器为流化床，烃类反应器为提升管+流化床。

实施例1

甲醇原料中甲醇的纯度为99.5重％，烃类原料为减压瓦斯油(VGO)，其性质如表1所示。本实施例中所用的催化剂代号为MTD-1(含20重％ZSM-5分子筛，10重％USY分子筛，余量为载体，均以催化剂总重量为基准)。

气态甲醇原料进入流化床反应器与MTD-1催化剂接触，在温度280℃，压力0.6MPa，催化剂与甲醇原料的重量比(剂醇比)为30，反应时间8.1秒的条件下反应，反应物流经分离得到积炭催化剂和二甲醚为主的产物流，物料组成如表2所示，该物料不经分离直接送至催化裂解装置的汽提器与热的催化剂接触反应。积炭催化剂分为两部分，其中20重％的积炭催化剂去去催化裂解反应器，剩余80重％的积炭催化剂循环返回流化床反应器。

预热后的VGO经蒸汽雾化后注入提升管反应器中，蒸汽与混合原料油的重量比为0.20:1，混合原料油在提升管内与热的再生催化剂接触并反应，反应温度为515℃，压力0.2MPa，催化剂与混合原料油的重量比(剂油比)为7，反应时间为3.8秒，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后，在床层反应器中于反应温度为500℃，压力0.2MPa，剂油比为25，重时空速为2.1h^-1下进一步反应后，分离反应产物和待生催化剂，反应产物引入沉降器后再引入后续分离系统中，进一步分离为各种产品，产品分布如表2所示；而待生催化剂在重力的作用下进入汽提器，进一步催化转化来自甲醇脱水反应器的以二甲醚为主的产物流，最后经水蒸气汽提后送入再生器中烧焦再生。

20重％的积炭催化剂和全部的待生催化剂再生后，再生催化剂经过脱气后分为两部分，一部分再生催化剂返回提升管反应器循环使用，另一部分再生催化剂和新鲜催化剂一起返回流化床反应器使用。另一部分再生催化剂加上补充的新鲜催化剂的总量与20重％的积炭催化剂量相当。

实施例2

甲醇原料中甲醇的纯度为95重％，烃类原料为减压瓦斯油(VGO)，其性质如表1所示。本实施例中所用的催化剂代号为MTD-2(含15重％SAPO分子筛，10重％ZSM-5分子筛，10重％USY分子筛，余量为载体，均以催化剂总重量为基准)。

气态甲醇原料进入流化床反应器与MTD-1催化剂接触，在温度320℃，压力0.3MPa，催化剂与甲醇原料的重量比(剂醇比)为2.5，反应时间3.2秒的条件下反应，反应物流经分离得到积炭催化剂和二甲醚为主的产物流，物料组成如表2所示，该物料不经分离直接送至催化裂解装置的汽提器与热的催化剂接触反应。积炭催化剂分为两部分，其中20重％的积炭催化剂去催化裂解反应器，剩余80重％的积炭催化剂循环返回流化床反应器。

预热后的VGO经蒸汽雾化后注入提升管反应器中，蒸汽与混合原料油的重量比为0.20:1，混合原料油在提升管内与热的再生催化剂接触并反应，反应温度为535℃，压力0.2MPa，催化剂与混合原料油的重量比(剂油比)为9，反应时间为2.3秒，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后，在床层反应器中于反应温度为520℃，压力0.2MPa，剂油比为18，重时空速为3.2h^-1下进一步反应后，分离反应产物和待生催化剂，反应产物引入沉降器后再引入后续分离系统中，进一步分离为各种产品，产品分布如表2所示；而待生催化剂在重力的作用下进入汽提器，进一步催化转化来自甲醇脱水反应器的以二甲醚为主的产物流，最后经水蒸气汽提后送入再生器中烧焦再生。

实施例3

气态甲醇原料进入流化床反应器与MTD-1催化剂接触，在温度360℃，压力0.4MPa，催化剂与甲醇原料的重量比(剂醇比)为1，反应时间5.4秒的条件下反应，反应物流经分离得到积炭催化剂和二甲醚为主的产物流，物料组成如表2所示，该物料不经分离直接送至催化裂解装置的床层反应器与热的催化剂接触反应。积炭催化剂分为两部分，其中10重％的积炭催化剂去去催化裂解反应器，剩余90重％的积炭催化剂循环返回流化床反应器。

预热后的VGO经蒸汽雾化后注入提升管反应器中，蒸汽与混合原料油的重量比为0.20:1，混合原料油在提升管内与热的再生催化剂接触并反应，反应温度为555℃，压力0.2MPa，催化剂与混合原料油的重量比(剂油比)为11，反应时间为1.9秒，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后，在床层反应器中于反应温度为540℃，压力0.2MPa，剂油比为11，重时空速为4.8h^-1下进一步反应后，分离反应产物和待生催化剂，反应产物引入沉降器后再引入后续分离系统中，进一步分离为各种产品，产品分布如表2所示；而待生催化剂在重力的作用下进入汽提器，进一步催化转化来自甲醇脱水反应器的以二甲醚为主的产物流，最后经水蒸气汽提后送入再生器中烧焦再生。

10重％的积炭催化剂和全部的待生催化剂再生后，再生催化剂经过脱气后分为两部分，一部分再生催化剂返回提升管反应器循环使用，另一部分再生催化剂和新鲜催化剂一起返回流化床反应器使用。另一部分再生催化剂加上补充的新鲜催化剂的总量与10重％的积炭催化剂量相当。

实施例4

气态甲醇原料进入流化床反应器与MTD-1催化剂接触，在温度420℃，压力0.2MPa，催化剂与甲醇原料的重量比(剂醇比)为10，反应时间1.1秒的条件下反应，反应物流经分离得到积炭催化剂和二甲醚为主的产物流，物料组成如表2所示，该物料不经分离直接送至催化裂解装置的汽提器与热的催化剂接触反应。积炭催化剂分为两部分，其中50重％的积炭催化剂去去催化裂解反应器，剩余50重％的积炭催化剂循环返回流化床反应器。

预热后的VGO经蒸汽雾化后注入提升管反应器中，蒸汽与混合原料油的重量比为0.20:1，混合原料油在提升管内与热的再生催化剂接触并反应，反应温度为575℃，压力0.2MPa，催化剂与混合原料油的重量比(剂油比)为12，反应时间为1.4秒，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行至提升管出口处后，在床层反应器中于反应温度为560℃，压力0.2MPa，剂油比为9，重时空速为5.4h^-1下进一步反应后，分离反应产物和待生催化剂，反应产物引入沉降器后再引入后续分离系统中，进一步分离为各种产品，产品分布如表2所示；而待生催化剂在重力的作用下进入汽提器，进一步催化转化来自甲醇脱水反应器的以二甲醚为主的产物流，最后经水蒸气汽提后送入再生器中烧焦再生。

50重％的积炭催化剂和全部的待生催化剂再生后，再生催化剂经过脱气后分为两部分，一部分再生催化剂返回提升管反应器循环使用，另一部分再生催化剂和新鲜催化剂一起返回流化床反应器使用。另一部分再生催化剂加上补充的新鲜催化剂的总量与50重％的积炭催化剂量相当。

表1

原料性质	VGO
		密度(20℃)，g/cm³	0.9071
硫含量，ppm	7800
		氮含量，ppm	600
残炭，重％	0.1
		C，重％	86.43
H，重％	12.48
		运动粘度，mm²/s
80℃	21.28
		100℃	11.32
凝点，℃	35
		实沸点，℃	>350
钒，ppm	0.3
		镍，ppm	4.2

表2

实施例	1	2	3	4
					催化剂的活性组分	Y+ZSM-5	Y+SAPO+ZSM-5	Y+ZSM-5	Y+SAPO+ZSM-5
甲醇的脱水过程
					反应条件
温度，℃	280	320	360	420
					压力，MPa	0.6	0.3	0.4	0.2
剂醇比	30	2.5	1	10
					反应时间，s	8.1	3.2	5.4	1.1
产品分布，重％
					二甲醚	59.84	55.79	56.81	56.32
轻质烃类	0.61	0.57	0.57	0.57
					水	24.88	23.36	24.11	23.56
焦炭	0.49	0.58	0.83	0.57
					未转化甲醇	14.18	19.7	17.68	18.98
甲醇的转化率，％	85.82	80.3	82.32	81.02
					二甲醚选择性，％	>98	>98	>98	>98

					烃类的催化裂解
反应条件
					提升管反应器
提升管出口温度，℃	515	535	555	575
					压力，MPa	0.2	0.2	0.2	0.2
剂油比	7	9	11	12
					反应时间，秒	3.8	2.3	1.9	1.4
床层反应器
					温度，℃	500	520	540	560
压力，MPa	0.2	0.2	0.2	0.2
					剂油比	25	18	11	9
重时空速，h^-1	2.1	3.2	4.8	5.4
					汽提器
温度，℃	490	510	530	550
					压力，MPa	0.2	0.2	0.2	0.2

表2(续)

实施例	1	2	3	4
					产品分布，重％
干气	5.07	6.28	7.23	8.12
					液化气	32.56	34.95	36.41	39.95
汽油	29.26	28.09	27.56	24.87
					柴油	26.10	23.45	21.22	19.19
重油	0.23	0.22	0.21	0.2
					焦炭	6.78	7.01	7.37	7.67

					甲醇制低碳烯烃过程
基于碳平衡主要产品分布，重％
					乙烯	7.10	42.36	7.13	42.15
丙烯	38.60	36.25	38.40	36.41
					丁烯	17.80	7.99	18.10	8.42
甲醇的转化率，％	100	100	100	100

Claims

1.甲醇脱水与催化裂解组合生产二甲醚、低碳烯烃的方法，其特征在于该方法包括下列步骤：

(3)、步骤(1)的以二甲醚为主的反应物流部分或全部送至催化裂解装置，与催化剂接触进一步转化为低碳烯烃；

(4)、步骤(1)的积炭催化剂部分返回催化裂解装置、步骤(2)的待生催化剂全部进入再生器进行烧焦再生，再生催化剂经过脱气后全部或部分返回步骤(2)；

所述的中孔分子筛选自ZRP系列、ZSP系列、ZSM系列分子筛及其衍生或改性分子筛以及SAPO分子筛中的一种或几种，所述的低碳烯烃为C2-C4烯烃。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量为5-100重％。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量为50-100重％。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量为90-100重％。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述烃类原料选自C₄ ⁺烃类、原油、汽油、柴油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油中的一种或一种以上的混合物。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于所述烃类原料选自减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油中的一种或一种以上的混合物。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述含中孔分子筛的催化剂包含无机氧化物、粘土、中孔分子筛和任选的其它分子筛，所述其它分子筛选自Y系列沸石、SAPO分子筛、Beta沸石中的一种或几种。

8.按照权利要求7的方法，其特征在于所述中孔分子筛选自ZRP系列、ZSP系列、ZSM系列分子筛及其衍生或改性分子筛，所述ZSM系列分子筛选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38和ZSM-48分子筛之中的一种或几种。

9.按照权利要求7的方法，其特征在于所述其它分子筛与中孔分子筛的重量比为0-10。

10.按照权利要求7的方法，其特征在于所述Y系列沸石选自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY中的一种或一种以上的混合物。

11.按照权利要求7的方法，其特征在于所述中孔分子筛与其它分子筛之和占催化剂总重量的10-80重％。

12.按照权利要求7的方法，其特征在于所述无机氧化物选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝中的一种或一种以上的混合物，粘土为高岭土或/和多水高岭土。

13.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)的反应条件如下：温度200～550℃，压力0.10～2.0MPa，催化剂与甲醇原料的重量比为0.1～50，反应时间0.1～20秒。

14.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)的反应条件如下：温度250～450℃，压力0.15～1.0MPa，催化剂与甲醇原料的重量比为0.5～40，反应时间0.5～10秒。

15.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(2)的反应条件如下：温度500～600℃，压力0.15～0.30MPa，催化剂与烃类原料的重量比为4～30，反应时间0.1～6秒；床层反应器反应条件如下：温度480～580℃，压力0.15～0.30MPa，催化剂与烃类原料的重量比为4～30，重时空速1～20h^-1。

16.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(3)的反应条件如下：温度400～580℃，压力0.15～0.30MPa，催化剂与反应物料的重量比为4～50，反应时间0.5～10秒。

17.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(3)的反应器为所述催化裂解装置的反应器或/和汽提器。

18.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)的积炭催化剂中返回催化裂解装置占积炭催化剂总重量的10-90％。

19.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(2)的待生催化剂中参与烧焦的部分占待生催化剂总重量的1-100％。

20.按照权利要求1或19的方法，其特征在于当步骤(2)的部分待生催化剂进入再生器进行烧焦再生的情况下，剩余的待生催化剂返回步骤(1)，所述部分待生催化剂占待生催化剂总重量的1-99％。

21.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(4)所述再生为单段再生或两段再生，所述再生催化剂为部分再生催化剂或/和完全再生催化剂。

22.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)、步骤(2)所用的反应器均为催化剂可移动的反应器，选自流化床、提升管、下行式输送线反应器、移动床、由提升管与流化床构成的复合反应器、由提升管与下行式输送线构成的复合反应器、由两个或两个以上的提升管构成的复合反应器、由两个或两个以上的流化床构成的复合反应器、由两个或两个以上的下行式输送线构成的复合反应器、由两个或两个以上的移动床构成的复合反应器，上述每种反应器可以分成两个或两个以上的反应区。

23.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)的反应器为流化床；步骤(2)的反应器为提升管+流化床。

24.按照权利要求22或23的方法，其特征在于所述提升管选自等直径提升管、等线速提升管、各种变直径提升管中的一种或几种；所述流化床选自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍动床、快速床、输送床、密相流化床中的一种或几种。