CN101898927B - 一种由醇类化合物制取低碳烯烃的方法 - Google Patents

Abstract

一种醇类化合物制备低碳烯烃的方法，包括流化床反应器、催化剂再生系统、汽提器和反应产物后续分离系统，所述的流化床反应器分为第一反应区和第二反应区，将醇类化合物原料引入第一反应区内，和催化剂接触发生脱水反应，反应后的气体物流和催化剂进入第二反应区，和另一股烧焦再生后的催化剂接触继续反应，醇类化合物脱水的主产物裂化生成低碳烯烃；分离反应后气体物流和待生催化剂，分离出的气体物流进入后续分离系统；分离出的待生催化剂经换热降温后引入第一反应区中，另一部分经汽提、再生后循环使用。本发明提供的方法提高了甲醇的转化率，提高了反应产物中丙烯的选择性，达到了增产丙烯的目的，同时也便于实现大型化和连续化。

Description

一种由醇类化合物制取低碳烯烃的方法

技术领域

本发明涉及一种由醇类化合物制低碳烯烃的方法，具体地说，涉及甲醇或乙醇制备低碳烯烃，特别是丙烯的方法。

背景技术

乙烯和丙烯是多种重要化工产品(如环氧乙烷、聚乙烯、聚氯乙烯和聚丙烯等)的基础原料。随着世界经济的发展，低碳烯烃需求量与日俱增，根据美国化学品市场咨询公司(CMAI)提交的研究报告，全球丙烯供应量将由2003年的5760万吨增至2010年的8030万吨，平均年增速为5％；到2010年全球乙烯需求量将达到140Mt/a。由于我国经济的高速增长，我国乙烯和丙烯需求量的年增长率均超过世界平均水平。

低碳烯烃的制备方法很多，国际上普遍采用以石脑油等轻质原料水蒸汽裂解技术，全球超过总产量90％的乙烯和约70％的丙烯主要由石油烃蒸汽裂解制得。由于全球原油越来越重，一般轻质烃原料如石脑油和直馏轻柴油的产率仅为1/3左右，而我国又因为存在燃料油供应不足和柴汽比较低的问题，轻质烃原料的短缺在我国更为严重。随着国民经济的高速增长，对石油资源的需求也日益扩大，原油资源不足的问题将严重制约中国石化工业的发展。另外，石油资源作为一种不可再生资源，渐趋枯竭，因此开发利用可再生和替代原料制取乙烯、丙烯成为发展的趋势。

天然气经由甲醇制乙烯、丙烯等低碳烯烃(Methanol to Olefin，简称MTO)是最有希望替代石脑油路线制烯烃的工艺。我国的天然气资源丰富，年产量不断增加，为MTO提供了坚实的原料基础。由天然气制甲醇(经由合成气)的工艺已经具备相当高的技术水准，以甲醇制低碳烯烃(MTO)是该替代路线的关键环节。

CN1166478A公开一种由甲醇或二甲醚制取乙烯、丙烯等低碳烯烃的方法。该方法采用磷酸硅铝分子筛作为催化剂，在上行式密相流化床反应器装置上，通过催化剂的循环再生，由甲醇或二甲醚来制取低碳烯烃的方法，其甲醇转化率可以达到98％，乙烯和丙烯等低碳烯烃的选择性可达到90％。

CN1431982A公开了一种两段多级串联反应器形式由甲醇制取丙烯的方法。甲醇原料首先通过第一反应器，生成甲醇和二甲醚等的混合物，二甲醚和甲醇的混合物分成两股分别两个串联反应器，分别和后续分离后的乙烯、C4+烯烃物流混合进行反应，反应后的混合气体进入第三串联反应器中将未转化的甲醇、二甲醚等转化生成丙烯。

US6166282披露了一种采用快速流化床的MTO反应过程。快速流化床包括密相反应段和过渡段，反应物料甲醇首先在密相流化段与催化剂接触反应，未反应的物料在过渡段进一步反应，以提高甲醇的转化率。反应后气体混合物和催化剂颗粒进入沉降器进行气固两相分离，分离出的气体去后续分离系统，分离出的催化剂一部份去再生器再生，另外一部分催化剂从沉降段抽出后，经过冷却返回到反应器底部的密相反应段。

CN1803738A公开了一种采用移动床和重烯烃互变的方法将含氧化合物转化丙烯的方法。首先甲醇通过第一移动床反应器，生成丙烯、乙烯和C4+烯烃，分离后C2烯烃循环回到第一反应区，使乙烯转化为丙烯；而分离后的C4+烯烃进入第二移动床反应区，在相对高温情况下通过重烯烃的互变，生成丙烯。

CN1190395公开了一种采用多段轴向注料的措施，来提高含氧化合物生产低碳烯烃特别是乙烯产率的方法。该方法通过在流化床层不同轴向位置注入反应物料-含氧化合物，含氧化合物和催化剂接触反应生产低碳烯烃。采用分段进料的方法，乙烯选择性可提高2-3百分点。

目前由甲醇生产低碳烯烃主要采用的反应器有多段冷激式固定床反应器、多段移动床反应器和单段流化床反应器。多段冷激式固定床反应器具有结构简单、投资较低的特点、平衡转化率较绝热式高，催化剂装量多，但绝热温升达70℃，放大过程中热效应明显、反应器内局部过热问题突出。多段移动床和单段流化床反应器通过催化剂的循环有效解决了催化剂的易结焦失活问题，使该工艺大规模连续化生产成为可能。

甲醇制取低碳烯烃的反应分为两个阶段：脱水阶段，甲醇经脱水反应生成二甲醚；裂解阶段，二甲醚裂解生成低碳烯烃。发明人在研究过程中发现，为提高低碳烯烃的选择性，在裂解阶段需要大量注入水蒸气，降低烃类分压。但大量注入水蒸气将会直接影响到甲醇的脱水反应，导致甲醇转化率降低。由于裂解阶段其主反应和其他副反应均为防热反应，大量放热使反应器温度剧升，导致反应结焦加剧，同时，温度升高，将导致甲醇在脱水阶段发生生成长链烯烃反应，生成有机物分子的碳数越高，产物水就越多，相应反应放出的热量也就越大。因此，必须及时取热并综合利用反应热严格控制反应温度，以限制裂解反应向纵深发展。因此开发更加合理的反应工艺形式对于甲醇制低碳烯烃，特别是丙烯具有重要意义。

发明内容

本发明的目的是提供一种采用气固循环流化床进行醇类化合物制备低碳烯烃、特别是丙烯的方法。

本发明提供的醇类化合物制备低碳烯烃的方法，包括流化床反应器、催化剂再生系统、汽提器和反应产物后续分离系统，所述的流化床反应器分为下部的第一反应区和上部的第二反应区，将醇类化合物原料引入所述的第一反应区内，和催化剂接触发生脱水反应，反应后的气体物流和催化剂进入所述的第二反应区，和另一股烧焦再生后的催化剂接触继续反应，醇类化合物脱水后的主产物裂化生成低碳烯烃；分离反应后气体物流和待生催化剂，分离出的气体物流进入后续分离系统，经分离得到低碳烯烃及其它副产物；分离出的待生催化剂一部分经汽提、再生后返回第二反应区循环使用，另一部分经换热降温后引入第一反应区中。

本发明提供的方法中，所述的第一反应区中：反应温度为200～450℃，反应压力为0.1～1.5MPa，催化剂与原料的质量流率比为0.3～25，反应重时空速为0.2～200h^-1，反应时间为0.1～60秒；所述的第二反应区中：反应温度为350～600℃，反应压力为0.1～1.5MPa，催化剂与进入第一反应区的醇类化合物的质量流率之比为0.35～40，反应重时空速为0.1～150h^-1，反应时间为0.1～60秒。

本发明提供的方法的有益效果为：

本发明提供的方法，醇类化合物的脱水反应和脱水后产物的裂解反应分开在不同的气固循环流化床反应器内、不同的反应条件下完成。裂解反应在较高的反应温度和催化剂活性下进行，醇类化合物的脱水反应较低的温度和催化剂活性下进行；还可以分别控制两个反应器的注水量，使醇类化合物的脱水反应在较低的水蒸气分压下进行，从而促进其脱水反应，而为促进脱水主产物裂解生成低碳烯烃，裂解反应可以在较高的水蒸气分压下进行。本发明提供的方法提高了甲醇的转化率，提高了反应产物中丙烯的选择性，达到了增产丙烯的目的，同时也便于实现大型化和连续化。

附图说明

附图1为醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图；

附图2为带有稀相输送管的醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图；

附图3为带有再生催化剂换热系统及稀相输送管的醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图；

其中：1-进料分布器；2-流化床反应器的第一反应区；17-流化床反应器的第二反应区；5-稀相输送管；18-第一反应区与第二反应区之间的分布器；19-待生催化剂汽提器；7-汽提介质分布器；9、24-催化剂冷却器；6、25-催化剂冷却器流化介质分布器；10、27-催化剂冷却器流化介质出口管；11、12-气固分离器；14-催化剂再生器；13-催化剂再生器的密相床层；22-含氧气体进气管；3、16、21-催化剂流量控制阀；4、8、15、20、23、26-催化剂输送管。

具体实施方式

本发明提供的醇类化合物制备低碳烯烃的方法，是这样具体实施的：

反应-再生系统包括流化床反应器、汽提器、催化剂再生器和催化剂热交换器，所述的流化床反应器包括下部的第一反应区和上部的第二反应区，来自第二反应区的催化剂引入催化剂换热器中，经换热冷却后进入第一反应区，由第一反应区的底部注入的醇类化合物原料(例如甲醇)与催化剂接触进行脱水反应，所述的第一反应区中的反应条件为：反应温度为200～450℃、优选为220～420℃，反应压力为0.1～1.5MPa、优选为0.15～1MPa，进入该反应器的催化剂与原料的质量流率比为0.3～25、优选为0.5～15，反应重时空速为0.2～200h^-1、优选为0.5～150h^-1，反应时间为0.1～60秒、优选为1～45秒；反应后的气体物流和催化剂进入流化床反应器上部的第二反应区，和另一股烧焦再生后的催化剂接触继续反应，醇类化合物脱水后的主产物裂化生成低碳烯烃，所述的第二反应区中的反应条件为：反应温度为350～600℃、优选为380～550℃，反应压力为0.1～1.5MPa、优选为0.15～1.3MPa，进入该反应器的催化剂与进入第一反应区的醇类化合物原料的质量流率之比为0.35～40、优选为0.55～35，反应重时空速为0.1～150h^-1、优选为0.5～100h^-1，反应时间为0.1～60秒、优选1～45秒，分离反应后气体物流和待生催化剂，分离出的气体物流进入后续分离系统，经分离得到低碳烯烃及其它副产物；分离出的待生催化剂一部分经汽提后进入催化剂再生系统烧焦再生后返回所述的第二反应区内循环使用，另一部分经换热降温后引入所述的第一反应区中。

本发明提供的方法中，所述的第二反应区中的反应温度可以通过调节催化剂冷却器9的取热量、催化剂在第一反应区和第二反应区之间的循环量以及进入第二反应区的再生催化剂流量和温度来调节和控制，还可以通过调节喷入第二反应区内稀释蒸汽量的方法控制。

本发明提供的方法中，所述的第一反应区内的催化剂床层可以是密相床，也可以是稀相输送床，优选采用稀相输送床，如快速床。

本发明提供的方法中，所述的第一反应区的底部设有分布器，第一反应区上部设有稀相输送管和/或开孔分布器，第一反应区中反应后的气体产物夹带着催化剂通过该反应器出口的开孔分布器进入第二反应区密相床的底部，在第二反应区内向上流动并继续反应。

本发明提供的方法中，为了避免所述的第二反应区密相床中的催化剂落入流化床反应器下部的第一反应区，第一反应区内气体物流通过开孔分布器的开孔时的表观气速不低于4m/s、优选的8～30m/s。

本发明提供的方法中，所述的另一股烧焦再生后的催化剂来自催化剂再生器，引入第二反应区的密相床，与来自流化床反应器下部第一反应区的催化剂混合。来自第一反应区的气体物流和第二反应区中的混合催化剂接触，发生以低碳烯烃为主要产物的裂化反应。在第二反应区中优选使用稀释剂，以控制醇类化合物脱水产物和低碳烯烃的分压，并降低由于裂化反应放热引起的床层温升，使反应向有利于低碳烯烃转化方向进行。所述的稀释剂包括氮气、一氧化碳、二氧化碳、氢、水蒸汽、C1-C6烷烃和芳香烃中的一种或几种的混合物，优选为水蒸汽、甲烷、一氧化碳和二氧化碳中的一种或几种的混合物，更优选为水蒸汽。稀释剂量和醇类化合物原料的摩尔比为(0.1～20)∶1，优选为(0.1～10)∶1。稀释剂可以从第二反应器底部一次性注入，也可以在第二反应器不同轴向高度注入，优选为从不同轴向高度注入，以便使床层反应温度更为均匀。当稀释剂从床层不同轴向位置注入时，从床层底部注入稀释剂量占总稀释剂量的比例为30％～90％，优选为40％～85％，其余位置按照平均的方法注入。

本发明提供的方法中，所述的催化剂包括10～50wt％的沸石和5～90wt％的无机氧化物。沸石为本领域技术人员所知晓的任何可用做MTO催化剂的人造沸石和/或天然沸石，其可选自X型、USY型、ReUSY型、REY型、β型、Ω型、ZSM-5型、ZRP型、ZSM-8型、ZSM-11型、ZSM-12型、ZSM-23型、ZSM-35型、ZSM-38型、ZSM-48型、SAPO-5型、SAPO-11型、SAPO-17型、SAPO-34型、SAPO-56型、SAPO-44型和丝光沸石中的一种或几种；无机氧化物为二氧化硅和/或三氧化二铝。所述的催化剂还可以含有0～70重％的粘土，如高岭土。

本发明提供的方法中，醇类化合物原料包括1-10个碳原子的醇，优选1-4个碳原子的醇，更优选甲醇，包括无水甲醇、含水甲醇和未经精制的粗甲醇中一种或多种。

另外，本发明提供的方法也可用于含氧有机化合物，如醚和羰基化合物以及这些物质的混合物裂解生产低碳烯烃。

本发明提供的方法中，所述的流化床反应器包括等直径和变径的流化床反应器。

本发明提供的方法中，所述的催化剂冷却器是一种立式管壳式蒸汽发生器，其下部和/或底部设有气体分配器，可通入流化介质使换热器内的催化剂保持流化状态。所述的催化剂冷却器可采用与催化裂化再生器立式外取热器相同或相似的各种结构形式。

所述的再生器、沉降器、汽提器属于现有技术，其可采用与催化裂化装置相应设备的各种结构形式。

本发明提供的方法中，流化床反应器中，所述的第一反应区的上方可以设置稀相输送管，来自再生器的再生催化剂经换热或者不换热引入稀相输送管内，与来自第一反应区的温度较低的催化剂进行快速混合，然后进入第二反应区密相床的底部。

其中，所述的再生催化剂经换热后引入稀相输送管内，是指来自催化剂再生器的再生催化剂先通过输送管线引入再生催化剂冷却器中，与流经该冷却器盘管中的换热介质间接换热降温，然后再引入第一反应区出口上方的稀相输送管内，经催化剂冷却器可以对第二反应区内的反应温度进行更为方便灵活地调控。

所述的再生催化剂冷却器的下部或底部设置流化介质分布器，以使再生催化剂冷却器中的催化剂保持良好的流化状态，并在所述的催化剂冷却器的上部或顶部设置流化介质出口管使再生催化剂冷却器的上部与催化剂再生器上部的稀相空间流体连通。

下面结合附图对本发明的内容进行详细说明。

附图1为醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图。醇类化合物(例如甲醇)经进料分布器1由流化床反应器下部的第一反应区2的底部注入，在第一反应区中与经催化剂输送管4、催化剂流量控制阀3引入的催化剂接触进行脱水反应，反应后气体物流及其夹带的催化剂经设在第一反应区2和流化床反应器上部的第二反应区17之间的开孔分布器18进入第二反应区17中，在适宜的反应条件下进行裂化反应，生成低碳烯烃，在第二反应区密相床上方的稀相空间内经沉降分离后，通过气固分离器11进一步分离，分离出的反应产物气体引入后续分离系统(图中未画出)进一步分离得到低碳烯烃等产品。分离出的待生催化剂一部分在第二反应区17下方的汽提器19中，经汽提介质分布器7注入的水蒸汽汽提后，通过催化剂输送管20和流量控制阀21进入催化剂再生器14中。和经进气管22注入的含氧介质反应进行烧焦再生，恢复催化剂反应活性。再生后的催化剂上焦炭质量含量应控制在7％以内。再生催化剂上的焦炭含量可以通过调节含氧介质的注入量和再生系统内密相床层的料面高度13以及通入再生器的氧气量来控制。烧焦产生的烟气及其所夹带的催化剂在再生器上部经过沉降分离后，进入气固分离器12进一步分离，分离出的气体排出装置，分离出的催化剂通过料腿落入再生器密相床层内。第二反应区内分离出的另一部分催化剂通过催化剂输送管线8引入催化剂冷却器9，经冷却降温后通过催化剂输送管4和流量控制阀3进入第一反应区2的下部。在催化剂冷却器9的底部，设有分布器6用来注入流化介质(如水蒸汽)，以便使冷却器内的催化剂维持流化状态。在冷却器9的上部或顶部，设有流化介质出口管10，使得催化剂冷却器9和第二反应区上部的稀相催化剂沉降空间连通。

附图2为带有稀相输送管的醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图；与附图1不同的是流化床反应器下部第一反应区2的上方设置了稀相输送管5，来自再生催化剂输送管15的再生催化剂引入稀相输送管5内，使这股再生催化剂和来自第一反应区温度较低的催化剂在稀相输送管内快速混合，然后进入第二反应区密相床17的底部。为了使稀相输送管流出的物流在第二反应区内能够较均匀地分布，优选在稀相输送管的出口也设置分布器18。

附图3为带有再生催化剂换热系统及稀相输送管的醇类化合物催化转化制备低碳烯烃方法的流程示意图；与附图2不同的是，所述的来自再生催化剂输送管15的再生催化剂引入稀相输送管5内之前，先通过输送管线23进入再生催化剂冷却器24中，与流经该冷却器盘管中的换热介质间接换热降温，然后再通过输送管线26和流量控制阀16进入第一反应区出口上方的稀相输送管5内，以实现对第二反应区内的反应温度进行方便灵活地调节和控制。为了使再生催化剂冷却器24中的催化剂保持良好的流化状态，优选在该催化剂冷却器的下部或底部设置流化介质分布器25，并在该催化剂冷却器的上部或顶部设置流化介质出口管27，使再生催化剂冷却器24的上部与再生器上部的稀相空间连通。

与现有技术相比，本发明具有以下优点：

本发明提供的醇类化合物生产低碳烯烃的方法，采用包含两段反应区的流化床反应器的反应一再生系统，醇类化合物的脱水反应较低的温度和催化剂活性下进行，裂解反应在较高的反应温度和催化剂活性下进行，促进低碳烯烃的生成。可以分别控制两个反应器的注水量，使醇类化合物的脱水反应在较低的水蒸汽分压下进行，裂解反应可以在较高的水蒸汽分压下进行，从而增加低碳烯烃选择性。由于催化剂的热容较大，来自第一反应器的温度较低的催化剂与来自再生器温度较高的催化剂混合，可以抑制第二反应区内醇类化合物脱水产物裂解反应放热导致的床层温升。催化剂在反应器和催化剂冷却器之间、再生器和催化剂冷却器之间形成双循环，实现对反应过程催化剂循环量、再生过程催化剂循环量的分别控制，使过程控制和工艺操作更加简单、灵活。如上所述，本发明的方法实现了在大剂醇比和低温下进行甲醇脱水反应，提高了甲醇的转化率，并实现了反应产物中丙烯/乙烯比大范围调节，达到了增产低碳烯烃特别是丙烯的目的。便于实现工业连续生产过程。

下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

下面通过实施例进一步说明本发明所提供的方法。

实施例中所使用的催化剂，商品牌号为MMC-2，由中国石油化工股份有限公司齐鲁石油化工公司催化剂厂生产，其主要分子筛为改性后ZSM-5；商品牌号为MTO-100为美国UOP公司MTO商业催化剂，其分子筛为SAPO-34。实验原料为工业甲醇，其纯度为97％。

对比例

对比例说明采用单段流化床反应器进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的方法。

催化剂为MMC-2，反应原料为甲醇，反应器形式采用单段流化床反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为2.5米，催化剂冷却器的直径为70毫米，高度为3米，该冷却器的催化剂入口位于流化床密相床层的上部，冷却后的催化剂返回密相流化床的下部，流经冷却器的催化剂质量流率与流化床反应器的甲醇进料质量流率之比为3∶1，在流化床反应器和催化剂再生器之间的循环的催化剂质量流率与甲醇进料的质量流率之比为1.5∶1。反应温度为430℃，床层重时空速为1h^-1，反应压力0.15MPa(表压)。结果见表1。

实施例1

实施例1说明采用本发明提供的方法进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的效果。

在连续反应-再生操作的中型装置上进行甲醇转化实验，反应器形式采用提升管+流化床模式，催化剂为MMC-2。流化床反应器的下部第一反应区为提升管反应器，其内径为16毫米，高度为4米；提升管反应器出口位于上部第二反应区密相床的底部，第二反应区内径为64毫米，高度为2.5米。催化剂冷却器的直径为70毫米，高度为3米。

采用的催化剂和原料同对比例，来自第二反应区的430℃的反应后催化剂先经催化剂冷却器，冷却到280℃进入第一反应区，与预热到200℃的甲醇接触反应，反应时间为2秒，进入第一反应区的催化剂和甲醇的质量流率之比为3∶1。反应后的气体物流和催化剂从第一反应区出口进入第二反应区，重时空速为1h^-1，反应温度为430℃，反应压力)0.15MPa(1.5atm表压)。在第二反应区上部的气固沉降器内反应产物和催化剂分离，反应产物送入后续分离系统；第二反应区密相床层内的催化剂一部分进入催化剂冷却器，换热降温后进入第一反应区提升管反应器，另一部分在重力作用下进入汽提器，经水汽提、再生后返回到第二反应区，这股再生催化剂质量流率和进入第一反应区的甲醇原料进料的质量流率之比为2∶1。结果见表1。

实施例2

实施例2说明采用本发明提供的方法进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的效果。

以MTO-100作为催化剂，流化床反应器的形式为：第一反应区为快速流化床反应器，其中密相流化段直径为50毫米，长度为4米，第一反应区的反应温度为280℃，床层重时空速为10h^-1。第二反应区的结构同实施例1，反应温度为380℃，床层重时空速为3h^-1，反应压力0.15MPa(表压)。在第二反应区底部注入水蒸汽，以降低反应烃类分压，注入水与甲醇的重量比为50∶50。其余试验条件与实施例1相同，试验结果见表1。

实施例3

实施例3说明采用本发明提供的方法进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的效果。

以MTO-100作为催化剂，流化床反应器的形式为：第一反应区为快速床，床径50毫米，床高1.5米；快速床反应器的出口通过一段直径为16毫米，高度为2.5米的稀相输送管与上部的第二反应区密相床层的底部流体连通，在稀相输送管的出口处设置了开孔分布板，气体通过开孔分布板的表观气速为8m/s；第二反应区的结构同实施例1基本相同，只是再生催化剂不是直接进入第二反应区的密相床而是进入第一反应区和第二反应区之间的稀相输送管中部，第一反应区的反应温度为280℃，床层重时空速为16h^-1，第二反应区的反应温度为500℃，床层重时空速为5h^-1，反应压力0.15MPa(表压)。其余试验条件与实施例2相同，试验结果见表1。

实施例4

实施例4说明采用本发明提供的方法进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的效果。

流化床反应器的形式为：第一反应区和第二反应区结构与实施例3相同，不同的是再生催化剂通过冷却器降温后进入两个反应区之间的稀相输送管，而且稀释蒸汽分成两股注入第二反应区的密相床层，总注入水与第一反应区的甲醇进料量的重量比为70∶30，其中一半水蒸汽从第二反应区的密相床层底部注入，另外一半从第二反应区相床层的中部注入。进入第二反应区的催化剂质量流率与第一反应区甲醇进料的质量流率之比为2.5∶1，其余反应条件与实施例3相同。试验结果见表1。

实施例5

实施例5说明采用本发明提供的方法进行甲醇催化转化生产低碳烯烃的效果。

以M100作为催化剂，第二反应器反应温度为530℃，床层重时空速为1h^-1，反应压力0.15MPa(表压)。其余试验条件与实施例2相同，试验结果见表1。

表1

	对比例	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	实施例5
							产品分布，wt％
甲烷	1.9	1.2	0.81	0.91	0.87	2.5
							乙烷	0.8	0.26	0.42	0.21	0.15	0.92
乙烯	42.3	40.5	36.8	29.9	26.6	54.26
							丙烯	40.9	45.24	49.9	58.6	64.1	27.46
丙烷	0.9	0.5	0.87	0.44	0.14	0.63
							C4+	13.2	12.3	11.2	9.94	8.14	14.23
总计	100	100	100	100	100	100
							乙烯+丙烯，wt％	83.2	85.74	86.7	88.5	90.7	81.72
甲醇转化率，wt％	94	100	100	100	100	100
							丙烯/乙烯	0.97	1.12	1.36	1.96	2.41	0.51

由表1可以看出，本发明所提供的甲醇制低碳烯烃方法，甲醇转化率达100％，乙烯+丙烯选择性可达91％，而且丙烯/乙烯比可以在0.5～2.4可调节。

Claims (11)

1.一种由醇类化合物制备低碳烯烃的方法，包括流化床反应器、催化剂再生系统、汽提器和反应产物后续分离系统，其特征在于所述的流化床反应器分为下部的第一反应区和上部的第二反应区，将醇类化合物原料引入第一反应区内，和催化剂接触发生脱水反应，反应后的气体物流和催化剂进入第二反应区，和另一股烧焦再生后的催化剂接触继续反应，醇类化合物脱水后的主产物裂化生成低碳烯烃；分离反应后气体物流和待生催化剂，分离出的气体物流进入后续分离系统，经分离得到低碳烯烃及其它副产物；分离出的待生催化剂一部分经汽提、再生后返回第二反应区循环使用，另一部分经换热降温后引入第一反应区中；所述的流化床反应器中，第一反应区与第二反应区之间设置稀相输送段，来自再生器的再生催化剂引入稀相输送管内，与第一反应区的反应产物和催化剂物流快速混合，再引入第二反应区底部，在第二反应区向上流动并继续反应；所述的第一反应区的反应温度为200～450℃，反应压力为0.1～1.5MPa，催化剂与原料的质量流率比为0.3～25，反应重时空速为0.2～200h^-1，反应时间为0.1～60秒；所述的第二反应区的反应温度为350～600℃，反应压力为0.1～1.5MPa，进入所述第二反应区的催化剂与进入所述第一反应区的醇类化合物的质量流率之比为0.35～40，反应重时空速为0.1～150h^-1，反应时间为0.1～60秒。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的第一反应区的反应温度为220～420℃，反应压力为0.15～1MPa；进入第一反应区的催化剂与原料的质量流率比为0.5～15，反应重时空速为0.5～150h^-1，反应时间为1～45秒。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的第二反应区的反应温度为380～550℃，反应压力为0.15～1.3MPa，进入第二反应区的催化剂与进入所述第一反应区的醇类化合物的质量流率之比为0.55～35，反应重时空速为1～100h^-1，反应时间为1～45秒。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的流化床反应器中第一反应区与第二反应区之间设置分布器，第一反应区中的反应产物夹带着催化剂通过所述的分布器开孔进入第二反应区底部，在第二反应区内向上流动并继续反应，通过分布器开孔时的表观气速应不低于4m/s。

5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述的第一反应区的反应产物夹带催化剂通过分布器开孔的表观气速为8～30m/s。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的再生催化剂经换热后引入稀相输送管内，与第一反应区的反应产物和催化剂物流快速混合，再引入第二反应区底部。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的醇类化合物为含有1-10个碳原子和至少1个氧原子的醇类化合物。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于以催化剂总重量为基准，所述的催化剂含有10～60wt％的沸石和5～90wt％的无机氧化物。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的流化床反应器的第二反应区中引入稀释剂，稀释剂和进入第一反应区的醇类化合物的摩尔比为(0.1～20)∶1。

10.按照权利要求9的方法，其特征在于所述的稀释剂和进入第一反应区的醇类化合物的摩尔比为(0.1～10)∶1。

11.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的流化床反应器为等直径或变直径的流化床反应器。

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