CN102190551B - 一种由含氧化合物制取丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

一种含氧化合物制备丙烯的方法，包括使含氧化合物于第一反应器与待生催化剂和/或再生催化剂接触反应，使乙烯、轻质烯烃于第二反应器与再生催化剂接触反应后引入第三反应器继续反应，其中第一反应器中的催化剂为待生催化剂和/或再生催化剂，所述催化剂含有改性中孔沸石。本发明提供的含氧化合物制备丙烯方法，丙烯选择性高。

Description

一种由含氧化合物制取丙烯的方法
技术领域
本发明涉及一种从非烃化合物制备烃的方法，更进一步说，本发明涉及一种由含氧化合物制备丙烯的方法。
背景技术
制取丙烯的传统方法主要是石脑油裂解，然而随着石油资源的日渐枯竭，由石脑油制取丙烯的成本和风险提高，因此开发生产丙烯的替代方法变得非常重要。由天然气或生物质制备含氧化合物再将含氧化合物转化为烯烃(Methanol toOlefins，简称MTO)是最有希望的替代方法，其关键是将含氧化合物转化为丙烯。
CN1065853C公开了一种利用SAPO-34分子筛催化剂，在上行密相流化床上将甲醇、二甲醚转化为低碳烯烃的方法，基于碳平衡的低碳烯烃的选择性接近80％。
CN1156416A公布了一种由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的工艺方法，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，进而增加了产物低碳烯烃的产量。二甲醚或甲醇的转化率大于98％，基于碳平衡的低碳烯烃的收率大于80％。
US6740790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剂中分子筛总量的比例，将含氧化合物转化为低碳烯烃的方法。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。
US6844476公开的方法中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剂接触反应，使反应油气中的C4+烯烃转化为低碳烯烃，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。
US6797851公布了一种采用双反应区、双催化剂的反应方法，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。
以上现有技术没有涉及提高含氧化合物制取丙烯的选择性。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种由含氧化合物生产丙烯的方法。
本发明提供一种含氧化合物制备丙烯的方法，包括以下步骤：
A.使含氧化合物与来自汽提器的待生催化剂和/或再生器的再生催化剂于第一反应器接触反应，然后将反应后的催化剂与反应物流分离，反应物流引入产物分离系统，催化剂引入第三反应器和/或汽提器；
B.使乙烯和轻质烯烃物料与来自再生器的再生催化剂于第二反应器接触反应；
C.将第二反应器反应后的催化剂和反应产物引入第三反应器进行反应，然后将离开第三反应器的催化剂引入汽提器，离开第三反应器的反应物流引入产物分离系统分离；
所述的催化剂包括中孔分子筛。
本发明提供一种用于上述方法的反应装置，包括第一反应器、第二反应器、与第二反应器串联的流化床反应器、汽提器、用以将汽提器中汽提后的催化剂输送至第一反应器的催化剂输送管；汽提器位于所述流化床反应器的下方，且与流化床反应器的底部直接连通；第二反应器的出口和流化床反应器的下部任意位置连通；流化床反应器的油气出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通。
本发明提供的含氧化合物转化制备丙烯的方法，采用改性的中孔分子筛催化剂和多区反应，使回炼的乙烯、轻质烯烃(C4-C8烯烃)与含氧化合物在不同的反应区进行反应，并且使含氧化合物与在线改性的催化剂接触进行反应，提高了含氧化合物转化为丙烯的选择性。本发明对催化剂在线改性，使催化剂的孔道分布、酸强度得到改善，强化含氧化合物转化为低碳烯烃的反应，抑制副反应，有利于提高含氧化合物转化为丙烯的选择性。
附图说明
图1为本发明提供的含氧化合物催化转化方法流程示意图。其中
1-含氧化合物转化提升管反应器(第一反应器)，
11-向提升管反应器1输送待生催化剂的输送管，
12-输送管11上的催化剂流量控制阀，
13-提升管反应器1的原料进料喷嘴，
14-提升管反应器1出口的分布器，
15-向提升管反应器1输送再生催化剂的输送管，
16-输送管15上催化剂流量控制阀，
2-轻质烯烃转化短提升管反应器，
21-向提升管反应器2输送再生催化剂的输送管，
22-输送管21上的催化剂流量控制阀，
23-提升管反应器2的原料进料喷嘴，
24-提升管反应器2出口分布器，
3-流化床反应器，
4-沉降器，
41-一级旋风分离器，
42-二级旋风分离器，
5-汽提器，
51-汽提器5内的挡板，
52-汽提器5的待生催化剂输送管，
53-待生催化剂输送管52上的待生催化剂流量控制阀，
6-再生器。
具体实施方式
本发明提供的含氧化合物制备丙烯的方法中，第一反应器的反应温度(出口温度)为200-600℃，优选为300-500℃；反应压力(出口压力，表压)为5～500kPa，优选10～300kPa；含氧化合物重时空速为0.1～50h-1，优选为1～40h-1。第一反应器为提升管反应器、流化床反应器、移动床反应器或下行式输送线反应器，上述每种反应器可以根据需要分成两个或两个以上的反应区。所述的提升管反应器选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。所述流化床反应器选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。第一反应器优选为提升管反应器。含氧化合物在第一反应器内与来自汽提器和/或再生器的催化剂接触反应，反应后的催化剂和反应物流引入沉降器进行分离，可通过设置在沉降器内的旋风分离进行分离或在沉降器内沉降分离；分离得到的催化剂引入第三反应器或引入汽提器，分离得到的反应物流引入产物分离系统分离得到包括干气、丙烯、乙烯、C4～C8烃类的产物。含氧化合物优选用稀释剂进行稀释，以提高含氧化合物转化过程中低碳烯烃的选择性，稀释剂可以是氮气、水蒸气、小分子烷烃中的一种或几种，稀释剂与含氧化合物的重量比优选为0.1～0.8∶1。
所述来自汽提器的待生催化剂由于含有一定量的积炭，本发明也称为挂炭催化剂，其挂炭量在较大范围内，都可以提高含氧化合物转化过程中低碳烯烃的选择性，但为了保证待生催化剂具有较高含氧化合物转化为低碳烯烃的活性和选择性，来自汽提器的待生催化剂炭含量一般不超过5.0重量％，优选为0.05～3.5重量％，更优选为0.1～2.0重量％。步骤A中引入第一反应器的催化剂中优选包括20～100重量％来自汽提器的催化剂更优选包括30～90重量％来自汽提器的催化剂。引入第一反应器的催化剂与引入第一反应器的含氧化合物重量之比为1～30∶1。
本发明提供的含氧化合物制备丙烯的方法中，使乙烯和轻质烯烃物料与热的再生催化剂于第二反应器中接触反应后不经分离直接引入第三反应器(流化床反应器)进行反应。所述的轻质烯烃是指分子中碳原子数为4～8个的烯烃(即C4～C8烯烃)，可以来源于含氧化合物的转化产物，也可以来源于蒸汽裂解C4～C5馏分、裂解汽油、催化裂化液化气、轻汽油、焦化轻汽油中的一种或几种。所述轻质烯烃物料中含轻质烯烃，还可以含有非烯烃(所述非烯烃为烷烃、环烷烃和芳烃中的一种或多种)，轻质烯烃物料中轻质烯烃的含量一般在30～100重量％，非烯烃含量为0～70重量％；轻质烯烃物料中轻质烯烃的含量优选不低于40重量％，非烯烃含量优选不超过60重量％；更优选，轻质烯烃物料中轻质烯烃含量不低于50重量％，非烯烃含量不超过50重量％；所述非烯烃中烃分子的碳原子数优选为4～8个，即所述非烯烃为分子中碳原子数4～8个的烷烃、碳原子数4～8个的环烷烃、碳原子数4～8个的芳烃中的一种或几种。当所述含轻质烯烃物料中含有炔烃和二烯烃，所述轻质烯烃物料直接或经过选择性加氢脱除炔烃和二烯烃后，引入第二反应器。所述选择性加氢反应的反应温度为20～90℃，反应压力为618～7000kPa，氢气和烯烃的摩尔比为1∶1～5∶1，所用催化剂为含镍催化剂。其中氢气可采用本装置干气脱除C2组分得到的氢气+甲烷混合气体代替。加氢的方法为本领域技术人员公知，例如可以参照专利CN1286781公开的方法，所述含镍催化剂例如专利CN1055107公开的催化剂。乙烯可以是本装置富含乙烯的C2组分，也可以来自其它生产装置。优选，引入第二反应器的乙烯和轻质烯烃中包括本发明产物分离系统得到的乙烯和轻质烯烃产物，本发明产物分离系统得到的乙烯和轻质烯烃产物可以部分或全部引入第二反应器。为了使轻质烯烃转化为低碳烯烃具有较高丙烯的选择性，第二反应器的反应温度(出口温度)一般在400～680℃，优选为500～640℃；轻质烯烃物料的重时空速为0.5～50h-1，优选为1～30h-1；剂油比(催化剂与轻质烯烃物料的重量比)为15～50。第二反应器的反应压力(出口压力)为5～500kPa，优选为10～300kPa。轻质烯烃物料可以利用含氧化合物反应生成的水进行稀释，也可以补充新鲜稀释剂，新鲜稀释剂可以是氮气、水蒸气、小分子烷烃中的一种或几种。第二反应器可以是提升管反应器、流化床反应器、移动床反应器或下行式输送线反应器，优选的第二反应器为短提升管反应器。所引入第二反应器的乙烯和轻质烯烃物料的总重量与引入第一反应器的含氧化合物的重量比为3∶97～30∶70。在乙烯和轻质烯烃物料混合进料中，乙烯占轻质烯烃物料的重量比例为2～40％，优选5～30％。
本发明提供的含氧化合物制备丙烯的方法中，轻质烯烃物料转化的生焦率低，可以在一定程度上提高轻质烯烃物料的预热温度，更好调节装置自身热平衡。轻质烯烃物料可和产物物流进行热交换，或通过加热炉加热，获取足够的热量。轻质烯烃预热温度在100～600℃，优选为200～550℃。
本发明将第一反应器反应后分离得到的催化剂引入第三反应器或汽提器，将汽提器汽提得到的汽提油气引入第三反应器，与其中的催化剂和反应油气混合。当第一反应器的催化剂引入第三反应器时，该催化剂与来自第二反应器的催化剂和反应物流、来自汽提器的汽提油气在第三反应器中混合并反应。第一反应器反应后分离得到的反应后催化剂优选引入汽提器，这种情况下，来自第二反应器的催化剂和反应物流、来自汽提器的汽提油气在第三反应器中混合并反应。离开第三反应器的反应后的催化剂引入汽提器；离开第三反应器的反应物流引入产物分离系统，分离得到丙烯、乙烯、低碳烯烃以及其它组分，所述离开第三反应器的反应物流优选先引入沉降器然后引入产物分离系统。汽提器中，催化剂进行汽提后得到的待生催化剂，一部分引入再生器再生另外一部分引入第一反应器，或者全部引入再生器；汽提得到的汽提油气引入第三反应器。第三反应器的反应温度优选为510～650℃，烃的空速优选为1～10h-1。
本发明提供的由含氧化合物制备丙烯的方法中，所述的含氧化合物为醇类、酮类、醚类、羧酸、醛类、多羟基化合物中的一种或几种。醇类分子的碳数最好为1～5(即C1～C5醇)，酮类分子的碳数最好为3～5(C3～C5醇)，醚类分子的碳数最好为2～6(C2～C6醚)，羧酸分子的碳数最好为2～4(C2～C4羧酸)，醛类的分子中碳数最好为1～5(C1～C5醛)，多羟基化合物的分子中碳数最好为C2～C5。所述的含氧化合物优选为醇类和醚类化合物，进一步优选为甲醇、乙醇和二甲醚中的一种或几种。
本发明提供的由含氧化合物制备丙烯的方法中，引入产物分离系统的油气(反应物流)经过分离得到甲烷氢、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、C4烃类和C5～C8烃类产物。其中部分或全部乙烯、C4烃类和C5～C8烃类产物可以混合或单独返回第二反应器进行进一步反应。
本发明提供的由含氧化合物制备丙烯的方法中，所述的催化剂中包括中孔分子筛，以催化剂的重量为基准，催化剂中所述中孔分子筛含量为15～70重量％。所述的中孔分子筛为改性的五元环结构分子筛，所述的五元环结构分子筛例如ZSM-5型分子筛。所述的中孔分子筛优选为VIII族金属、IB族、碱土金属的一种或几种元素改性的含磷和稀土的五元环结构分子筛。优选，所述催化剂中含有包括磷和过渡金属的ZSM-5分子筛；更优选所述的催化剂含有包括磷、稀土和过渡金属元素的ZSM-5分子筛，这有利于进一步提高丙烯的产率。所述的包括磷、稀土和过渡金属元素的ZSM-5分子筛中的过渡金属优选为Fe、Zn、Mg、Ag和Ni中的一种或多种。所述的改性中孔分子筛可以按照现有方法制备，例如含RE的ZSM-5分子筛可参考专利USP5,232,675的方法制备。
所述的催化剂中还含有催化剂常用的基质和粘结剂，所述基质可以为天然的或人工合成的，经或不经各种化学/或物理处理的粘土，例如高岭土、多水高岭土；所述粘结剂可以是耐热无机氧化和/或无机氧化物前体例如拟薄水铝石、铝溶胶、氧化铝、氧化硅-氧化铝和硅溶胶中的一种或几种。所述的催化剂可以采用现有方法制备，例如可采用如下方法制备催化剂：将无机氧化物的前身物，如铝溶胶、拟薄水铝石、硅溶胶或其混合物以及硅铝溶胶或凝胶，与粘土按预定配比混合，搅拌均匀，用无机酸，如盐酸、硝酸、磷酸、硫酸将浆液pH调至2～4，保持该pH值，于20～80℃下静置0～2小时后加入预定量的沸石浆液，并用脱阳离子水将其配制成固含量15～25重％的浆液，均质，喷雾干燥，洗去游离钠离子，干燥。
本发明提供的由含氧化合物制备丙烯的方法中，优选的转化装置如图1所示，包括提升管反应器1和提升管反应器2，提升管反应器2与流化床反应器串联，汽提器5位于所述流化床反应器3的下方，且与流化床反应器3的底部直接连通；汽提器5底部与提升管反应器1底部连通；提升管反应器2的出口和流化床反应器3的下部任意位置连通；流化床反应器3的气体出口与所述沉降器内4的气固分离设备41的入口连通。汽提器5位于流化床反应器3的下方，并且与流化床反应器3的底部连通，使向汽提器5中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器3作为其中发生催化裂化反应的稀释水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗；汽提出的反应油气也与水蒸气一起进入流化床反应器3中进一步反应。另外，由于汽提器5与流化床反应器3气固连通，因此，通过调节汽提器向再生器排出待生催化剂的流量控制阀，可以直接控制流化床反应器中催化剂的料面，进而控制流化床反应器内反应的重时空速，由此可以增加催化转化反应的工艺灵活度。
下面的实施例对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。
实例中所用的含磷和稀土的五元环高硅沸石的制备方法如下：取100克(干基)ZRP沸石(中石化催化剂齐鲁分公司产品，SiO2/Al2O3＝60，RE2O3＝2.0重量％)，按照沸石(干基)∶硫酸铵∶脱阳离子水＝100∶25∶2000的重量比在90℃下离子交换1小时，过滤后再按照上述方法交换一次。原子吸收光谱测得该沸石中钠含量(以Na2O计)为0.04重量％。将13.8克拟薄水铝石(山东铝厂产品，Al2O395重量％，固含量30重量％)、9.0克工业磷酸(磷酸含量85重量％)与200克脱阳离子水混合均匀后加入上述铵交换得到的沸石中，搅拌均匀，110℃干燥后，在800℃、100％水蒸气气氛中老化4小时即得磷含量(以P2O5计)为5重量％的含磷和稀土的五元环高硅沸石。
实例中所用的经Fe、Zn、Mg、Ag、Ni中的任意一种或多种改性的含磷和稀土的五元环高硅沸石按照以下步骤改性：将所制得的含磷和稀土五元环高硅沸石100克用50克Fe(NO3)3溶液(浓度为4.5重量％，Fe(NO3)3纯度大于99％)浸渍3小时，浸渍后的五元环高硅沸石在120℃干燥2小时，在500℃焙烧2小时，得到含Fe(以金属氧化物计)1.5重％的含磷和稀土五元环高硅沸石，以下简记为Fe-ZRP-1.5，相应的可以制备Mg-ZRP-1.5、Ni-ZRP-1.5。
实施例中所用催化剂的制备：在175公斤铝溶胶(中石化催化剂齐鲁分公司产品，含Al2O3 11.4重量％，pH值为2～3)中加入62.5公斤高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量80重量％)，再加入100公斤Fe-ZRP-1.5沸石浆液(固含量为30重量％)和162.5公斤脱阳离子水，均质，喷雾干燥，用去离子水洗涤至pH值为6，干燥，在500℃下焙烧3小时，即得催化剂样品A，相应的可以制备含Mg-ZRP-1.5的催化剂B、含Ni-ZRP-1.5的催化剂C。
新鲜催化剂在使用之前均进行水蒸气老化预处理，老化预处理条件为：790℃，100％水蒸气气氛，老化时间14h。
实验所用的含氧化合物为甲醇(北京化工厂产品)，其性质见表1，所用含轻质烯烃的物料，其性质见表2。
试验装置为高低并列式中型装置如图1所示。甲醇自喷嘴13喷入提升管反应器1底部，与来自管线11的待生催化剂和/或来自管线15的再生催化剂通过气固并流上行接触反应，反应物流和催化剂进入沉降器4分离，分离后，反应物流引入产物分离系统，催化剂进入反应器3。轻质烯烃物料和乙烯由喷嘴23喷入提升管反应器2，与由管线21输送来的热的再生催化剂接触，并流上行反应，并在流化床反应器3内进一步反应；离开反应器3的反应物流进入沉降器4进行气固分离，分离出其中携带的催化剂，分离的催化剂引入反应器3，反应物流引入产物分离系统；离开反应器3的待生催化剂引入汽提器5进行汽提，汽提后的催化剂一部分通过管线11引入提升管反应器1，另外一部分由管线52引入再生器6再生。再生催化剂分为两部分，一部分引入提升管反应器1，另外一部分引入提升管反应器2。提升管反应器1的反应物流和流化床反应器3的反应物流均引入沉降器，在沉降器中分离出其中携带的催化剂后引入后续的产物分离系统，分离得到丙烯、乙烯、低碳烷烃(丙烷、乙烷)和轻质烯烃物料，轻质烯烃物料、乙烯可以返回反应系统，引入提升管反应器2进一步转化。甲醇稀释气为水蒸汽，与甲醇的重量比为0.45∶1。第二反应器中，乙烯和轻质烯烃的总重量与水蒸气稀释剂的重量比为1∶0.3，沉降器出口压力(表压)为100KPa。
气体烃类组成分析采用多维气相色谱全分析法，在Agilent 6890N色谱仪上进行。具体测试条件：四阀五柱，阀室温度85℃，进样温度60℃，色谱柱温度50℃，热导检测器温度100℃。烟气组成分析采用一阀两柱烟气组成分析方法在Agilent 4890D色谱仪上进行。液相产品在Agilent 5890N色谱仪上进行模拟蒸馏。汽油PONA组成分析，采用美国VRIAN的CP-3800型色谱仪。具体分析条件：毛细管石英柱(50m×0.2mm)，固定液OV101(0.25μm)，FID检测器，采用双段程序升温，初始温度35℃(15min)，35～180℃(2℃/min)，柱前压103KPa。
表1
  含量，重量％   密度，g/ml(20℃)   分子量   沸点(℃)
  ≥99.5   0.792   32.04   64.5
表2
  碳数组成   质量百分数，％
  C4   35.5
  C5   24.5
  C6   19.5
  C7   15.5
  C8   5.0
  族组成   质量百分数，％
  烷烃   30.0
  烯烃   64.0
  环烷烃   3.0
  芳烃   2.0
  二烯烃和炔烃   1.0
实施例1
采用催化剂A，甲醇进提升管反应器1，与来自汽提器的待生催化剂(焦炭含量为1重量％)和来自再生器的热再生催化剂接触反应，待生催化剂与再生催化剂重量比为70∶30。反应后的反应物流与反应后的催化剂在沉降器内分离，反应物流引入产物分离系统，分离得到的催化剂进入反应器3。含有5重量％乙烯和95重量％轻质烯烃物料(性质见表2)的原料引入提升管反应器2，与来自再生器的热再生催化剂接触反应，反应物流与催化剂不经过分离，直接进入反应器3进一步反应；离开反应器3的反应物流引入沉降器5，然后引入产物分离系统，离开反应器3的催化剂引入汽提器，经过汽提后，一部分引入再生器进行再生，另外一部分引入提升管反应器1与甲醇接触进行反应。
实施例2
采用催化剂A，甲醇进提升管反应器1与来自汽提器的待生催化剂(焦炭含量1％重量)和来自再生器的热催化剂的接触反应，待生催化剂与再生催化剂重量比为75∶25，反应后的包括丙烯的反应物流与反应后的催化剂分离后引入产物分离系统，分离得到的催化剂引入反应器3，经反应器3引入汽提器汽提；表2所述的轻质烯烃物料在反应温度40℃，反应压力0.5MPa，氢气和烯烃的摩尔比为4∶1下，在催化剂RDD-1(中石化催化剂长岭分公司产品)上经过选择性加氢反应，将二烯烃和炔烃转换成烯烃后引入提升管反应器2，并且将占乙烯和含轻质烯烃物料总重量10％的乙烯引入提升管反应器2进行反应，与来自再生器的热催化剂接触反应，反应物流与催化剂不经过分离，直接进入反应器3进一步反应，反应后的包括丙烯等产物的反应物流与反应后的催化剂分离，催化剂引入汽提器，经过汽提后输送到再生器进行再生，反应物流引入产物分离系统。
实施例3，
同实施例1，所不同的是采用催化剂B。
实施例4，
同实施例1，所不同的是采用催化剂C。
实施例5
同实施例1，所不同的是将提升管1的催化剂直接引入汽提器。
实施例6
同实施例2，所不同的是含氧化合物原料为二甲醚。
对比例1
采用单提升管加流化床反应器进行含氧化合物催化转化方法时的效果。按照附图1所示的流程，其中，不使用提升管反应器1，将甲醇引入提升管反应器2中进行反应，反应后的产物混合物与催化剂一起引入流化床反应器3中进行反应，结果见表3。
表3
实施例1   实施例2 实施例3 实施例4   实施例5 实施例6 对比例1
 催化剂   A   A   B   C   A   A   A
 提升管反应器1出口温度，℃   450   460   480   470   450   460
 提升管反应器1重时空速，h-1 3.5 4.5 5.1 4.8 3.5 4.5
 提升管1催化剂与含氧化合物的重量比   15   12   10   11   15   12
 提升管反应器2出口温度，℃   580   600   590   610   580   600   480
 提升管反应器2重时空速，h-1   5   8   12   20   4   25   3.5
 提升管反应器2剂油比   20   25   40   45   18   50   15
 流化床反应器3反应温度，℃   555   575   565   585   555   575   485
 流化床反应器重时空速，h-1   2.3   3.2   4.5   6.9   2.3   3.2   2.3
 轻质烯烃物料预热温度，℃   260   240   350   300   260   240
轻质烯烃物料是否加氢 否   选择性加氢 否 否 否   选择性加氢
 乙烯/轻质烯烃物料，重量比，   5∶95   10∶90   15∶85   20∶80   5∶95   10∶90
 甲醇/(轻质烯烃物料+乙烯)，重量比   95∶5   85∶15   90∶10   80∶20   75∶25
 二甲醚/(轻质烯烃物料+乙烯)，重量比   85∶15
 丙烯产率*   59.4   68.2   55.4   54.6   61.2   67.9   48.5
*根据甲醇进料量，将转化产生的丙烯碳重量除以甲醇碳重量即为丙烯产率(基于碳平衡的丙烯产率)。
由表3可见，本发明方法可以将含氧化合物高选择性转化为丙烯。

Claims (10)

1.一种含氧化合物制备丙烯的方法，包括：
A.使含氧化合物与来自汽提器的待生催化剂和/或来自再生器的再生催化剂于第一反应器接触反应，然后将反应后的催化剂与反应物流分离，催化剂引入第三反应器和/或汽提器，反应物流引入产物分离系统；
B.使乙烯和轻质烯烃物料与来自再生器的再生催化剂于第二反应器接触反应；所述的轻质烯烃为C4～C8烯烃；
C.将第二反应器反应后的催化剂和反应产物引入第三反应器进行反应，然后将离开第三反应器的催化剂引入汽提器，离开第三反应器的反应物流引入产物分离系统；
其中所述的催化剂中包括中孔分子筛；所述催化剂中的中孔分子筛为包括磷、稀土和金属的ZSM-5分子筛，所述的金属为Fe、Zn、Mg、Ag、Ni中的一种或多种；
所述的第一反应器的反应温度为200～600℃；含氧化合物的重时空速为0.1～100h-1；
所述的第二反应器的反应温度为400～680℃；轻质烯烃物料的重时空速为0.5～50h-1；乙烯与轻质烯烃的重量比为1∶99～30∶70；
所述的第三反应器中烃的重时空速为1～10h-1，反应温度为510～650℃；所述的含氧化合物为醇类和醚类化合物中的一种或多种。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第一反应器的反应温度为300-500℃；含氧化合物的重时空速为1～40h-1。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第二反应器的反应温度为500～640℃；轻质烯烃物料的重时空速为1～30h-1；乙烯与轻质烯烃的重量比为1∶99～30∶70。
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，引入第二反应器的乙烯和轻质烯烃总重量与引入第一反应器的含氧化合物的重量比为3∶97～30∶70。
5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的轻质烯烃物料中含有30～100重量％的轻质烯烃，0～70重量％的非烯烃。
6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述产物分离系统分离得到的乙烯和轻质烯烃物料部分或全部引入第二反应器中。
7.按照权利要求1～6任一项所述的方法，其特征在于，轻质烯烃物料预热至200～550℃后引入第二反应器。
8.按照权利要求1～6任一项所述的方法，其特征在于，所述的第一反应器为提升管反应器，所述的第二反应器为提升管反应器，所述的第三反应器为流化床反应器。
9.按照权利要求1～3任一项所述的方法，其特征在于，步骤A中第一反应器的催化剂包括20～100重量％来自汽提器的待生催化剂。
10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的含氧化合物为甲醇、乙醇和二甲醚中的一种或几种。
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