CN101723775B - 甲醇或/和二甲醚制烃类的方法和设备 - Google Patents
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Abstract
一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法和设备，主要是甲醇或/和二甲醚等原料气经过在至少有二个反应区且各反应区有各自可独立调节换热介质温度的换热管组的固定床反应组合设备进行催化生成烃的反应，反应气经换热冷却分离目标产物烃和水后，除少量弛放外的循环气与原料气汇合再进行生成目标产物烃的反应，具有催化剂层温差小、循环比低、合成率高、投资少、产量高、节能降耗的有益效果。
Description
技术领域
本发明涉及一种用甲醇或/和二甲醚制烃类的的方法和设备，属化学工程领域。
背景技术
用甲醇或/和二甲醚制烃类，一类产品主要是汽油用作能源，另一类低碳烯烃主要是丙烯、乙烯作化工原料。前者例如Exxon mobil公司的MTG法(高晋生编著，煤液化技术，化学工业出版社，2005年3月)，通过甲醇脱水生成二甲醚，二甲醚进一步脱水生成烃类，MTG法的主要产品是汽油，产品质量好，生成甲烷少，但循环比高达9，反应器大，能耗高。后者如德国Lurgi公司用甲醇制丙烯、乙烯等低碳烯烃，德国Lurgi公司(WO 2004018089)用分子筛作催化剂，用甲醇为原料采用冷激式固定床反应器，在0.5～3bar压力和400～460℃温度下生产丙烯，由于烃化反应热大，采用加入大量水蒸汽致使能耗增加，设备费用高。
发明内容
本发明为克服上述现有技术的不足，提供一种甲醇合成率高、能耗省的一步法甲醇或/和二甲醚制烃类的方法和设备。
甲醇或/和二甲醚经甲醇制烃主要反应过程如下：
甲醇经脱水生成二甲醚，二甲醚再脱水生成烃：
CH3OH→1/2(CH3)2O+1/2H2O+10.08KJ……………………(1)
当产物是C2～C4烯烃：1/2(CH3)2O→-CH2-+1/2H2O+18.67KJ……………(2)
当产物是汽油烃类：1/2(CH3)2O→-CH2-+1/2H2O+34.65KJ………………(3)
上述原料甲醇可用精甲醇，也可用含水～30％的粗甲醇。由上可见上述反应均是强放热反应，若不能及时将反应放出的热量移走，则催化剂温度大幅升高将使催化剂过热失活。采用管壳式固定床反应器虽然可加大换热面积来增加移热能力，但因反应器中冷却介质温度基 本上下相差不大，由于催化反应在催化剂上并不按前后相等速度进行，一般反应器前部离平衡远，反应速度快，放出反应热也多，后部随反应接近平衡，反应速度减慢，放出反应热也少，而如前所述现有的管壳式反应器，冷却剂的温度前后一样，这样如果降低冷却剂温度，加大传热温差和移热，达到上部或前部高反应速度和强反应热的移热要求，则反应器下部或后部反应热减小，移热大于反应热造成反应温度下降，使反应速度进一步减慢直到催化剂活性以下就停止反应，因此难以做到前后部反应都在最佳反应温度下进行的两全其美的办法。本发明针对这一根本矛盾，突破现有用同一温度的冷却剂，而采用反应器不同区段采用不同温度冷却剂来解决，使反应中换热按反应热移出的大小需要设计，具体可按反应气在催化剂层中流动方向顺序划分为前后多个块区，由冷却剂通过换热管来间接换热，在<300℃温度下可以用水作冷却剂，对于更高反应温度则需用挥发性低的矿物油、导热油或熔盐作冷却剂，把热量通过冷却循环回路带到汽包中，通过汽包内换热管将热量传给水产生蒸气回收热量。催化剂可以装在换热管内即如同Lurgi管壳式反应器，这时换热管为反应管，反应管外壳程为导热介质，催化剂也可装在换热管外，这时换热管可以是列管式、螺旋式，也可以是横向管式即卧式反应器。一是前后不同催化剂块区采用分组换热管，每组换热管可根据需要与不同汽化压力、汽化温度的一个汽包连通，例如反应前期位于反应前部换热管中低压低温下汽化，增加传热温差强化传热，解决反应前部反应速度快、反应热特大的问题；位于反应后部催化反应速度和反应热减少，换热管汽化压力和温度相应提高，减小传热温差，避免因后部反应热减小，移热过多，反应温度过低。二是汽包压力可以调节高低，随着催化剂使用时间的增加，催化反应向后部推进，后部反应热增加时，也可将后部催化剂中换热管汽化压力降低或与低压汽包连结，使后期换热管在低温下加大传热温差和传热速度。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，主要是甲醇或/和二甲醚等原料气经过在至少有二个反应区且各反应区有各自可独立调节换热介质温度的换热管组的固定床反应组合设备202进行催化生成烃的反应，反应气经换热冷却分离目标产物烃和水后，除少量弛放外的循环气与原料气汇合再进行生成目标产物烃的反应。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，主要是当主要产物是低碳烯烃特别是丙烯，原料甲醇气先在装有γ—氧化铝或分子筛催化剂的脱水反应器201中脱水生成二甲醚，出塔气与循环气汇合再经装有分子筛催化剂的有多个换热反应区的烃化反应器202中进行甲醇、二甲醚脱水反应和循环气中C4、C5等组分裂解成丙烯等低碳烯烃的反应。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，主要是当主要产物是汽油，原料甲醇先在装有γ—氧化铝或分子筛催化剂的脱水反应器201中脱水生成二甲醚，出塔气与循环气 汇合再经装有分子筛催化剂的有多个换热反应区的烃化反应器202脱水生成汽油等，反应气经换热冷却分离汽油和水后，除少量弛放气外，循环气再循环与二甲醚或甲醇原料气汇合再进行脱水烃化反应。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，主要是当主要产物是汽油，原料甲醇或/和二甲醚气与循环气汇合进入装有分子筛催化剂的多个换热反应区的烃化反应器202中生成汽油，出塔气经换热冷却分离汽油和水后，除少量弛放气外，循环气再循环与甲醇原料气汇合再回烃化反应器202生成汽油等。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类方法的组合设备，主要是烃化反应器202至少有二个催化反应区81、反应区82，催化反应区81、反应区82各有换热管组91、换热管组92与各自可独立调节汽化压力和温度的汽包71、汽包72连结，构成不同冷却介质温度的循环回路，用调节不同汽包71、汽包72的汽化压力，调节各换热管组91、换热管组92内冷却介质的温度，降低催化剂床层温差。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类方法的组合设备，主要是甲醇脱水和脱水烃化催化剂在同一壳体的反应器中，组合反应器壳体1内至少有三个换热管组91、换热管组92、换热管组93的催化反应区81、反应区82、反应区83组成组合反应区，由同一反应器壳体1内的上部催化反应区81内有γ-氧化铝等甲醇脱水合成催化剂和下部催化反应区82、反应区83，有分子筛等烃化催化剂层组成。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类方法的组合设备，主要是各换热管组中的导热介质是熔盐或导热油，汽包71、汽包72中各有换热管701、702，分别与烃化反应器202的换热管组91、换热管组92的进口管51、进口管52线路上各有熔盐泵或导热油泵31、泵32和出口管61、出口管62构成二个汽包内换热管701、换热管702和反应器内换热管组91、换热管组92间的强制循环回路。
本发明提供一种甲醇或/和二甲醚制烃类方法的组合设备，主要是生成烃的脱水反应器201的催化剂层分为二个或二个以上的反应区，各反应区中均有对应的换热管组，按反应气经过前后分为区1、区2、区3，直到区M，其中M为2或2以上整数，T1、T2、TM表示反应区1、区2、区M中催化剂的热点温度，S1、S2、SM表示反应区1、区2、区M中换热管组中换热冷却介质的温度，T1—S1<180℃，TM—SM<100℃，前后相邻二区传热介质的温度S(1)、S(2)相差值<100℃，前后相邻二区催化剂温度T1、T2相差值<50℃。
在本发明的一个较好实例中，所述方法是当主要产物是低碳烯烃特别是丙烯，进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值<2，更优为<1。
在本发明的一个较好实例中，所述方法是当主要产物是汽油，进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值<5，更优为<3。
附图说明
图1是由甲醇制烃类的流程示意图。
图2是有二个汽包的卧式脱水烃化反应器示意图。
图3是三个催化反应区催化剂在同一壳体的反应器示意图。
图4是有三个汽包的卧式反应器示意图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明的技术方案进行详细地说明。
图1是由甲醇制烃类的流程示意图。甲醇或含水的粗甲醇加热气化的原料气101，经气—气换热器203加热到280℃左右由管103进入脱水反应器201进行甲醇脱水反应，甲醇脱水反应器201可以用CN200610079244.9中的换热式气冷反应器，也可以用其他反应器。出甲醇脱水反应器201含甲醇转化率约80％的气体104经气—气换热器204和烃化反应器202的出塔气105换热，到温度约400℃进入烃化反应器202，在ZSM-5等分子筛催化剂上进行烃化反应，出口反应气经气—气换热器204、换热器203换热降温到约100℃，经水冷器205冷却到约40℃，当甲醇制汽油时，经汽液分离器206分离冷凝的高碳烃、汽油108和水107由液相排出，气体106除少量弛放气109去经放空阀210外排另用外，作为循环气102经循环机207与出脱水反应器201的气体104汇合换热后再去烃化塔。图中209和208分别为调节反应器201和反应器202进气温度的近路阀。对于用甲醇制取汽油为目标产品时，烃化反应器可取较低温度例如280～420℃和较高压力例如2～5MPa；对于用甲醇制丙烯、乙烯、低碳烯烃时，烃化反应器可用较高温度例如400～500℃和较低压力例如0.02～1MPa，并采用SAPO-34或ZSM-5等分子筛催化剂。这时出分离器206的气体106中的低碳烯烃则需进一步加压分离产品丙烯等后再将其余气体除少量放空再循环回烃化反应器202进一步反应，粗甲醇作原料一般含水3～30％，当需要时也可增加水量以利生成低碳烯烃。当用二甲醚作原料时，则不必用甲醇脱水反应器201、换热器203等，原料二甲醚和循环气汇合直接进烃化反应器202反应。
图2是有二个汽包的卧式脱水烃化反应器示意图，在此以烃化反应器202进行说明。由烃化反应器202和汽包71、汽包72连结组成，汽包71、汽包72上分别有带蒸汽调节阀门的出汽管41、出汽管42和加水管21、加水管22，烃化反应器202由壳体1，壳体1上的反应气进口2和反应气出口3，壳体1顶部的多孔气体分布器6和底部的多孔集气板7，壳体1内两侧隔板10、11间装有催化剂的二个催化反应区81、反应区82，催化反应区81、反应区82中有冷却介质移热的换热管组91、换热管组92组成。汽包71、汽包72中各有换热管701、换热管702，分别与烃化反应器202的换热管组91、换热管组92的进口管51、进口管52线路上各有熔盐泵或导热油泵31、泵32和出口管61、出口管62构成二个汽包71、汽包72内的换热管701、换热管702和烃化反应器202内的换热管组91、换热管组92间的强制循环回路，采用熔盐泵或导热油泵提高循环冷却介质流量，可提高传热效果；换热管组是两端都有联箱的直管，图中有4个管束，每个管束左右两端各有一个联箱，左端联箱601、联箱602、联箱603、联箱604分别与进出口管连结，右端相邻联箱901与联箱902、联箱903与联箱904之间分别用连通管801、连通管802连结，换热管组91与汽包71中换热管701、泵31和进口管51、出口管61构成第一个循环回路，换热管组92与汽包72中换热管702、泵32和进口管52、出口管62构成第二个循环回路。上述换热管组91、换热管组92均可根据需要增加2、4、6……个管束，上下相邻联箱间用连通管连结。图2用于制丙烯等低碳烯烃时可装SAPO-34催化剂，用于制汽油时可装ZSM-5分子筛催化剂等。
图3是三个催化反应区催化剂在同一壳体的反应器示意图。图中为有三个汽包的多组U形管卧式组合反应设备。由烃化反应器202和汽包71、汽包72、汽包73连结组成，汽包71、汽包72、汽包73上分别有带蒸汽调节阀门的出汽管41、出汽管42、出汽管43和加水管21、加水管22、加水管23，烃化反应器202由壳体1，壳体1上的反应气进口2和反应气出口3，壳体1顶部的多孔气体分布器6和底部的多孔集气板7，壳体1内两侧隔板10、11间装有催化剂三个催化反应区81、反应区82、反应区83，催化反应区81、反应区82、反应区83中有冷却介质移热的换热管组91、换热管组92、换热管组93组成。图中换热管组91、换热管组92、换热管组93由U形管组成，U形管开口两端与联箱601、联箱602……联箱606连通，联箱602、联箱604、联箱606分别经冷却剂进口管51、进口管52、进口管53连结汽包71、汽包72、汽包73中的换热管701、换热管702、换热管703，联箱601、联箱603、联箱605分别经冷却剂出口管61、出口管62、出口管63连结汽包71、汽包72、汽包73中的换热管701、换热管702、换热管703，构成三组换热管组91、换热管组92、换热管组93和汽包71、汽包72、汽包73中的换热管701、换热管702、换热管703间的冷却剂循环回路，如冷却剂温度较低(<300℃)可直接用水在换热管组循环，用水时图中汽包内可不需换热管组，如需较 较高冷却剂温度(>300℃)更适宜用导热油或熔盐(>400℃)带出热，这时需要如图中汽包71、汽包72、汽包73中的换热管701、换热管702、换热管703连结的换热管组91、换热管组92、换热管组93为导热油或熔盐带出热量通过汽包71、汽包72、汽包73中的换热管701、换热管702、换热管703传给水产生蒸汽，催化反应区81、反应区82、反应区83可以都装ZSM—5等分子筛烃化催化剂，也可以上部催化反应区81装γ-氧化铝控制反应温度为300℃，上下作为甲醇脱水成二甲醚，中、下部为催化反应区82、反应区83装ZSM—5等分子筛烃化生成烯烃或汽油，换热管组91、换热管组92、换热管组93也可如图2二端有联箱的直管，需要时换热管组93下部和多孔集气板7之间可设绝热催化剂层。
图4是带有二个汽包的卧式反应器组合反应设备图，由卧式烃化反应器202和汽包71、汽包72连结组成，汽包71、汽包72上分别有加水管21、加水管22和带蒸汽调节阀门的出汽管41、出汽管42。烃化反应器202有壳体1，壳体1上的反应气进口2和反应气出口3，壳体1顶部的多孔气体分布器6和底部的多孔集气板7，壳体1内两侧隔板10、11间为装有催化剂的三组催化反应区81、反应区82、反应区83，催化反应区81、反应区82、反应区83中有冷却介质移热的多排横向放置的换热管组91、换热管组92、换热管组93组成。图中换热管组91、换热管组92、换热管组93左端分别有联箱601、联箱602……联箱606，右端分别有联箱901、联箱902……联箱906，右端联箱901与联箱902间、联箱903与联箱904间、联箱905与联箱906间分别用连通管801、连通管802、连通管803连结，组成三组换热管组91、换热管组92、换热管组93。左端联箱602、联箱604、联箱606分别连结进口导管302、进口导管304、进口导管306，联箱601、联箱603、联箱605分别连结出口导管301、出口导管303、出口导管305，分别来自汽包71、汽包72中的换热管701、换热管702的进口管51、进口管52经熔盐泵31、熔盐泵32，以及带阀门的导管102、导管104、导管106和导管202、导管204、导管206，分别与换热管组91、换热管组92、换热管组93的进口导管302、进口导管304、进口导管306连结，换热管组91、换热管组92、换热管组93的出口导管301、出口导管303、出口导管305分别与带阀门的导管101、导管103、导管105和导管201、导管203、导管205连结，分别经出口管61或出口管62连结汽包71中的换热管701或汽包72中的换热管702。
图4中换热管组91、换热管组92、换热管组93间还可串联，例如换热管组92的出口导管303和换热管组91的进口导管302之间用带阀门的连通管211连结，开通连通管211、导管104或导管204、导管101或导管201上的阀门，关闭导管103或导管203、导管102或导管202上的阀门，构成二组换热管组91、换热管组92串连并与汽包71中的换热管701或汽包72中的换热管702构成循环回路，换热管组93的出口导管305和换热管组92的进口 导管304之间用带阀门的连通管212连结，开通连通管212、导管106或导管206、导管103或导管203上的阀门，关闭导管105或导管205、导管104或导管204上的阀门，构成二组换热管组92、换热管组93串连并与汽包71中的换热管701或汽包72中的换热管702构成循环回路。用图中连通管211、连通管212的阀门，连结汽包71中的换热管701的导管106和导管101上的阀门，或者连结汽包72中的换热管702的导管206和导管201上的阀门，还可将三组换热管组串联，如果将图中连结换热管组91、换热管组92、换热管组93进出口管的连通管211、连通管212的阀门均打开，而将连结进出口管与汽包71中的换热管701、汽包72中的换热管702的导管102、导管104、导管202、导管204和导管103、导管105、导管203、导管205上的阀门关闭，就成为三个换热管组串连循环回路，当催化剂层前后部温差不大时可用此串联。利用上述通过阀门实现反应器中各反应区中换热管组与不同汽包构成循环回路，可更好地调节控制催化剂层温度，缩小温差。
实施例1：用甲醇制汽油即MTG生产流程如图1，甲醇脱水反应器201采用均温型二甲醚反应器，直径2.2米，内装γ—氧化铝30M3，烃化反应器202采用如图2卧式换热反应器，直径3.8米，催化剂层81、82装ZSM—5分子筛催化剂120M3，压力为2.5MPa，加热到约130℃上下甲醇气进甲醇脱水反应器201内换热管内吸收管外催化剂层反应热加热后出换热管，在300℃左右温度下，在催化剂层上进行甲醇脱水反应，出塔气体与烃化塔出塔气换热390℃进入烃化反应器202脱水生成烃。再在烃化反应器202中的换热管组91、换热管组92的催化反应区81、反应区82中，在390～410℃上下温度下脱水生成烃，反应热被塔内横向换热管组91、换热管组92中的导热油(26.5％联苯、73.5％联苯醚)吸收，带到汽包71、汽包72内的换热管701、换热管702传给管外，副产10Mpa高压蒸汽。由原料甲醇216吨/时制得烃91吨/时，主要数据见附表1。
附表1
实施例2：用含H2O 20％的粗甲醇作原料制丙烯却MTP，生产流程见图1。甲醇脱水反应器201用气冷自热式反应器，直径2米，内装γ-氧化铝催化剂20M3，烃化反应器202采用图3所示卧式换热反应器，直径3.6米内装SAPO-34 MTP分子筛催化剂120M3，压力为0.2MPa，加热到120℃的甲醇进脱水反应器201，经内部换热在300℃左右温度下脱水反应，出脱水反应器的气体与循环气汇合经换热器与出烃化塔换热到430℃进烃化反应器202在450～480℃温度下反应，反应热被400～450℃的熔盐(KNO3 53％、NaNO2 40％、NaNO3 7％)吸收，反应区中催化剂热点温度与熔盐温差5～60℃，吸收反应热后熔盐到汽包71、汽包72、汽包73内的换热管701、换热管702、换热管703，加热管外锅炉水产生高压蒸汽，每吨产品付产高压蒸汽2吨多，出烃化塔气体经换热冷却分离得烃产品，其中丙烯68％，汽油26.0％，液化石油6.0％。用原料甲醇(折100％CH3OH)100吨/时，制得产品43.7吨/时。
附表2
有益效果
本发明与已有技术相比有显著的优点，一是与分段绝热反应固定床比，反应器体积大幅缩小，催化剂利用率大为提高，与中间段间换热和管壳式反应器比催化剂装填系数提高，温差减少，催化剂寿命提高；二是对反应器不同部分催化剂层换热管组采用换热介质的不同冷却温度，特别对反应速度快、反应热大的前面部分，采用低温熔盐加大传热温差充分移去反应热，使催化剂不超温，而反应速度和反应热较小部分则采用较高温度熔盐，避免移热过多，使温度过低，从而使循环比比现有技术降低几倍多，从而大幅度减少了装置的设备尺寸，既 大幅节省了投资，又为大型化创造了有利条件。三是降低循环比，从而达到循环机电耗随循环比的降低而成倍降低，吨烃回收反应热及副产蒸汽量大幅提高，而用于冷却反应气用的水冷器冷却水耗量大幅降低，因此大幅度降低能耗，达到节能降耗的显著效果。四是不同催化剂和催化剂不同部位反应温度可根据反应的要求独立自由调节，例如甲醇脱水塔上部用γ—氧化铝催化剂可维持300℃上下较低温度，中下部用ZSM-5分子筛可维持450℃上下较高温度，又如根据反应前后不同时期催化剂活性衰退而反应热点后移的情况，调整上下部催化剂层换热管汽化压力、气化温度，使催化剂发挥最佳效果。
以上通过众多图例和实施例对本发明的主题作了充分描述，根据本发明的构思精神，本领域的普通技术人员能容易地进行各种变化并应用到甲醇制烃中。本发明烃化反应器内换热管组用熔盐冷却时，汽包来的导管可以连通熔盐泵强制循环，每个汽包也可用多组带阀门管与各组换热管连通，进出导管可以由阀门调节，也可以没有阀门的一组换热管对一个汽包。换热管可以是圆管也可以是扁平管或换热板，对甲醇脱水成二甲醚换热介质也可以是水或导热油。
在反应气进入催化剂开始反应时，一般温度较低，故在换热管组前也可设置绝热段，在催化剂后部例如脱水反应器在换热反应段后也可以设置绝热段，可以满足反应后期提高温度的需要。
Claims (10)
1.一种甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，其特征是甲醇或/和二甲醚原料气经过在有二个或三个反应区且各反应区有各自可独立调节换热介质温度的换热管组的固定床反应组合设备(202)进行催化生成烃的反应，反应气经换热冷却分离目标产物烃和水后，除少量弛放外的循环气与原料气汇合再进行生成目标产物烃的反应；
所述的组合设备，烃化反应器(202)内有二个催化反应区，每个催化反应区内各有一组换热管组与各自可独立调节汽化压力和温度的汽包连结，构成不同冷却介质温度的循环回路，用调节不同汽包的汽化压力，调节各换热管组内冷却介质的温度，降低催化剂床层温差；
所述的组合设备，生成烃的脱水反应器(201)的催化剂层分为二个或二个以上的反应区，各反应区中均有对应的换热管组，按反应气经过前后分为反应一区、反应二区、反应三区，直到反应M区，其中M为2或2以上整数，T(1)、T(2)、T(M)分别表示反应一区、反应二区、反应M区中催化剂的热点温度，S(1)、S(2)、S(M)分别表示反应区(1)、区(2)、区(M)中换热管组中换热冷却介质的温度，T(1)-S(1)＜180℃，T(M)-S(M)＜100℃，前后相邻二区传热介质的温度S(1)、S(2)相差值＜100℃，前后相邻二区催化剂温度T(1)、T(2)相差值＜50℃。
2.根据权利要求1所述甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，其特征是主要产物是低碳烯烃，原料甲醇气先在装有γ-氧化铝或分子筛催化剂的脱水反应器(201)中脱水生成二甲醚，出塔气与循环气汇合再经装有分子筛催化剂的有二个或三个换热反应区的烃化反应器(202)中进行甲醇、二甲醚脱水反应和循环气中C4、C5等组分裂解成低碳烯烃的反应。
3.根据权利要求1所述甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，其特征是主要产物是汽油，原料甲醇先在装有γ-氧化铝或分子筛催化剂的脱水反应器(201)中脱水生成二甲醚，出塔气与循环气汇合再经装有分子筛催化剂的有二个或三个换热反应区的烃化反应器(202)脱水生成汽油等，反应气经换热冷却分离汽油和水后，除少量弛放气外，循环气再循环与二甲醚或甲醇原料气汇合再进行脱水烃化反应。
4.根据权利要求1所述甲醇或/和二甲醚制烃类的方法，其特征是主要产物是汽油，原料甲醇或/和二甲醚气与循环气汇合进入装有分子筛催化剂的二个或三个换热反应区的烃化反应器(202)中生成汽油，出塔气经换热冷却分离汽油和水后，除少量弛放气外，循环气再循环与甲醇原料气汇合再回烃化反应器(202)生成汽油。
5.根据权利要求1所述甲醇或/和二甲醚制烃类方法，其特征是：所述的组合设备中，甲醇脱水和脱水烃化催化剂在同一壳体的反应器中，组合反应器壳体(1)内有三个各有一组换热管组的催化反应区组成组合反应区，由同一反应器壳体(1)内的上部催化反应区内装有γ-氧化铝甲醇脱水合成催化剂和下部催化反应区内装有分子筛烃化催化剂层组成。
6.根据权利要求5所述甲醇或/和二甲醚制烃类方法的组合设备，其特征是各换热管组中的导热介质是熔盐或导热油，二个汽包中各有一组换热管，所述的二组换热管通过进口管、出口管和熔盐泵或热油泵分别与烃化反应器(202)的二组换热管组连接，构成二个汽包内的换热管和反应器内的换热管组间的强制循环回路。
7.根据权利要求2所述甲醇或/和二甲醚制烯烃的方法，其特征是进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值＜2。
8.根据权利要求7所述甲醇或/和二甲醚制烯烃的方法，其特征是进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值＜1。
9.根据权利要求3或4所述甲醇或/和二甲醚制汽油的方法，其特征是进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值＜5。
10.根据权利要求9所述甲醇或/和二甲醚制汽油的方法，其特征是进入烃化反应气中循环气与原料气的体积数之比值＜3。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20130522 |