CN103446959B - 一种带有进料换热的流化床反应器、反应再生装置及其应用 - Google Patents

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Abstract

一种带有进料换热的流化床反应器、反应再生装置及其应用，所述的反应器从下到上依次为进料区（F）、流化床反应区（A）、气固分离区（C），所述的气固分离区下部与汽提区（D）连通，所述的进料区（F）与流化床反应区（A）之间为催化剂收集板（16），所述的进料区（F）内设置管换热器，所述的换热器管程一端与进料口（18）连通，另一端开口于催化剂收集板（16）。本发明提供的流化床反应器可以控制流化床反应器的进料温度，降低对反应器的腐蚀，结构紧凑，可用于含氧化合物催化转化制备低碳烯烃。

Description

一种带有进料换热的流化床反应器、反应再生装置及其应用
技术领域
本发明涉及一种催化转化反应装置及应用该反应装置的催化转化方法，更具体地说，涉及一种带有进料换热的流化床反应器，以及应用该反应器的方法。
背景技术
低碳烯烃（乙烯、丙烯、丁烯）是多种重要化工产品（如环氧乙烷、聚乙烯、聚氯乙烯、聚丙烯和丁基橡胶等）的基础原料。随着世界经济的发展，低碳烯烃特别是乙烯和丙烯需求量与日俱增，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，增加低碳烯烃产能具有重要意义。
目前主要采用石脑油等轻质原料的水蒸汽裂解技术制备低碳烯烃，全球90％以上的乙烯产能和约70％的丙烯产能通过轻质石油烃蒸汽裂解实现。由于原油重质化愈来愈严重，石油炼制过程中，轻质石油烃原料如石脑油和直馏轻柴油的产率仅为原油总产率的1/3左右，而我国又存在燃料油供应不足和柴汽比较低的问题，导致轻质烃原料短缺的状况在我国更为严重，限制了水蒸气裂解制低碳烯烃工艺的发展。因此开发利用可再生和替代原料制取低碳烯烃特别是乙烯、丙烯已成为发展的趋势。
天然气或煤经由甲醇制乙烯、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。由天然气或煤经由合成气制甲醇的工艺技术已经较成熟，因此以甲醇制低碳烯烃(MTO)的技术成为该替代路线的关键环节。
许多直接或间接的实验数据证实，甲醇在酸性催化剂上的转化服从烃池机理，所述的烃池机理是指，甲醇进入酸性催化剂的孔道中，在酸性位作用下聚合形成积炭，其中的多取代甲苯为活性积炭，甲醇可与多取代甲苯发生烷基化反应，烷基化产物再侧链断裂生成低碳烯烃，进一步扩散出催化剂孔道；而多取代甲苯也可进一步聚合生成活性较低的多环芳烃，持续聚合生成高分子量的惰性积炭最终导致催化剂失活。由于含氧化合物转化制烯烃过程服从烃池机理，催化剂上沉积的活性积炭既具有与催化剂共催化MTO过程的功能，又具有形成惰性积炭使催化剂失活的作用，再生后的催化剂上含碳物质量很少，催化性能较差；催化剂上的单程碳沉积量较少，无法达到低碳烯烃选择性最大的要求；但过量的积炭会覆盖催化剂上的活性中心，降低催化剂活性，使含氧化合物的转化率和低碳烯烃选择性降低；因此，控制催化剂上适宜的含碳物质沉积量对于提高催化效率、提高低碳烯烃选择性具有重要作用。
为了提高低碳烯烃选择性，有些文献中采用较低的再生温度或较短的再生时间，催化剂不完全再生，控制催化剂上的积炭量。然而，不完全再生会使积炭越来越重、催化剂活性降低，并且过多的积炭，会降低催化剂酸性，使得甲醇反应生成大量二甲醚，导致低碳烯烃选择性降低，因此需要一种甲醇转化过程中使催化剂保持适宜积炭量的方法，实现最大的低碳烯烃选择性。
由于反应器一般为钢铁材质，甲醇与高温状态下的铁、镍等物质接触，会生成CO、CO2、H2、CH4等副产物，且转化率较高，这不利于提高低碳烯烃选择性，虽然钛对于甲醇转化表现惰性，但钛价格过高，会大大增加设备投资，因此，如何既不增加设备投资、又能有效抑制甲醇副反应，也对设备的选材和反应器设计提出了要求。
不锈钢的主要组分如铁、镍、铬等均对甲醇等醇类物质有催化作用，生成CO、CO2、CH4、H2等，为了抑制这些副反应，需将反应物与器壁等接触的温度控制在400°C以下。反应区甲醇主要与催化剂接触，副反应较小；而进料部分，由于没有催化剂，并且温度较高，易于发生副反应，因此，基于对酸性催化剂上甲醇催化过程的认识及甲醇的一些反应特性，为了更好得实现甲醇有效转化，提高低碳烯烃选择性，一些专利提出了独特的反应器结构和形式，力图降低副反应、提高低碳烯烃收率。
US6166282公开了一种氧化物转化为低碳烯烃的技术和反应器，采用快速流化床反应器，气相在气速较低的密相反应区反应完成，上升到内径急剧变小的快分区后，采用特殊的气固分离设备初步分离出大部分的夹带催化剂。由于反应后产物气与催化剂快速分离，有效地防止了二次反应的发生。该专利通过外取热器，使部分催化剂不再生直接循环，另一部分催化剂进行再生烧掉催化剂上的积炭，但这种方法会导致催化剂混合不均匀，影响反应效果，并且进料分布器深陷催化剂床层，反应放热会使反应物发生副反应，影响产品选择性和收率。
CN101279873A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。以SAPO-34分子筛为催化剂，采用密相流化床反应器，通过催化剂的循环再生，由甲醇或二甲醚制取低碳烯烃，其甲醇转化率可以达到98%，低碳烯烃的选择性可达到90%。但是该方法中反应物料分布器完全浸入催化剂床层，甲醇进料温度过高，导致副反应的发生。
US6023005将含炭催化剂的一部分（总反应体积的2%～3%）分离出来进行再生，然后将再生过的分子筛催化剂与未再生的催化剂混合，使催化剂上积碳量保持在合适范围中，且催化剂均匀混合，增加了甲醇有效转化为低碳烯烃所需的微孔量，使乙烯和丙烯的选择性得到提高，但这种方法滑阀较多，多个循环，操作复杂，并且甲醇直接进料，会发生甲醇与金属材质高温接触的可能，导致副反应的发生。
US6737556公开了一种甲醇催化转化生成低碳烯烃的方法，该方法采用新的进料方式，并采用甲醇副反应活性较小的材质制造反应器，还指出铬、铝的副反应活性较弱，钛是较好的惰性物质，但这会大大增加设备投资，影响经济效益。陶瓷等物质亦具有较好的甲醇反应惰性，但陶瓷的耐冲击性能较差，不利于装置的安全平衡运行。
对于特定的分子筛催化剂，若其积炭量小于4重量%，乙烯、丙烯的选择性随积炭量增加而增加。
我们的目的是尽可能多的得到低碳烯烃，特别是乙烯和丙烯，并尽量少的得到甲烷、乙烷、丙烷和大于C5的产物。
发明内容
本发明要解决的技术问题之一是在现有技术的基础上，提供一种带有进料换热的流化床反应器及反应再生装置。
本发明要解决的技术问题之二是提供一种应用上述带有进料换热的流化床反应器的催化转化方法。
一种带有进料换热的流化床反应器，所述的反应器从下到上依次为进料区F、流化床反应区A、气固分离区C，所述的气固分离区下部与汽提区D连通，所述的进料区F与流化床反应区A之间为催化剂收集板16，所述的进料区F内设置换热器，所述的换热器管程一端与进料口18连通，另一端开口于催化剂收集板16。
本发明提供的带有进料换热的流化床反应-再生装置，包括带有进料换热的流化床反应器和催化剂再生器，所述的流化床反应器从下到上依次为进料区F、流化床反应区A、气固分离区C，所述的气固分离区下部与汽提区D连通，进料区F与流化床反应区A之间为催化剂收集板16，进料区F内设置换热器，所述的换热器管程一端与进料口18连通，另一端开口于催化剂收集板16；所述的流化床反应器的汽提区D下部经待生催化剂斜管11与催化剂再生器10连通，所述的催化剂再生器10经再生催化剂斜管13与带有进料换热的流化床反应器连通。
本发明提供的带有进料换热的流化床反应器，以及带有进料换热的流化床反应再生装置的有益效果为：
由于高温状态下（大于400℃）有些反应物易于与制成反应器的材料发生副反应，降低反应选择性同时腐蚀反应器，降低反应入口的温度可以减少副反应并保护反应器。例如甲醇水合制备低碳烯烃的反应中，温度大于400℃的条件下，铁、镍催化甲醇生成甲烷、CO和CO2的副反应，不利于低碳烯烃的生成，而甲醇制低碳烯烃的反应温度为500℃左右，反应区的热量会导致甲醇进料口处的温度较高，增加进料换热后，可有效降低进料口处的温度，减少甲醇副反应的发生，提高低碳烯烃选择性。
本发明提供的的流化床反应器优选的方案为：所述的反应器还包括催化剂下降区E，所述的汽提区D下部经催化剂分布板3上的开孔与催化剂下降区E连通，所述的催化剂下降区E与流化床反应区A并列，之间由隔板分隔，流化床反应区A与催化剂下降区E底部相通。
本发明提供的优选方案带有进料换热的内循环流化床反应器的有益效果为：
除了可以降低流化床反应区进料段的温度之外，可以实现将流化床反应器内来自汽提区的一部分积炭催化剂引入再生器内再生恢复活性，然后返回反应区循环使用，其余的积炭催化剂由汽提区直接循环回反应区继续反应，通过调节催化剂循环比例，可将催化剂上的积炭量控制在适宜的范围内。本发明提供的带有进料换热的内循环流化床反应器，再生部分催化剂，既可以保持催化剂所需的积炭量，又可以避免催化剂上的积炭越来越重，达到催化剂活性基本不变的前提下，而大幅提高催化剂的低碳烯烃选择性。既可以保持催化剂所需的积炭量，又可以避免催化剂上的积炭越来越重，达到催化剂活性基本不变的前提下，而大幅提高催化剂的低碳烯烃选择性。
附图说明
图1为本发明提供的带有进料换热的流化床反应器的流程示意图；
图2为本发明提供的带有进料换热的内循环流化床反应器的流程示意图；
其中：A-反应区；B-快速分离区；C-气固分离区；D-汽提区；E-催化剂下降区；
1-外筒（反应器外壁）；2-内筒；3-催化剂分布板；4-快速分离区圆管；5-旋风分离器；6-气体产物出口；7-快速分离区圆台形挡板；8-再生器烟气出口；9-再生器旋风分离器；10-催化剂再生器；11-再生器催化剂输送立管；12-待生催化剂斜管；13-再生气体入口；14-再生催化剂斜管；15-冷却介质出口；16-催化剂收集板；17-换热器管程；18反应油气入口；20-冷却介质入口。
具体实施方式
本发明提供的所述的内循环气固流化床反应器及再生系统是这样具体实施的：
一种带有进料换热的流化床反应器，所述的反应器从下到上依次为进料区F、流化床反应区A、气固分离区C，所述的气固分离区下部与汽提区D连通，所述的进料区F与流化床反应区A之间为催化剂收集板16，所述的进料区F内设置换热器，所述的换热器管程一端与进料口18连通，另一端开口于催化剂收集板16。其中，所述的换热器可以是管壳程换热器，流化床反应器底部的进料口18与换热器管程一端连通，换热器管程的另一端开口于催化剂收集板16。
本发明提供的流化床反应器，优选的方案是所述的流化床反应器还包括催化剂下降区E，所述的催化剂下降区E位于汽提区D下部并经催化剂分布板3上的开孔与汽提区D连通，所述的催化剂下降区E与流化床反应区A并列，之间由隔板分隔，流化床反应区A与催化剂下降区E底部相通。即流化床反应器为带进料换热的内循环流化床反应器。
本发明提供的流化床反应器，更优选的方案是，所述的流化床反应区A为设置于反应器内的内筒2围成的空间，所述的流化床反应区A的上部为横截面不断缩小的快速分离区B，所述的催化剂下降区E为反应器外壁1与内筒2围成的环柱形空间。
本发明提供的流化床反应器中，所述的围成流化床反应区A的内筒1的直径与反应器外壁的直径比为1：（1.05-2）。
本发明提供的流化床反应器中，所述的快速分离区B为与内筒顶部连接的上小下大的圆台形挡板7和挡板上部的圆管4围成的空间。
本发明提供的流化床反应器中，所述的快速分离区B上端圆管4的内径与反应区内筒2的内径的比为（0.1-0.9）：1。
本发明提供的流化床反应器中，所述的快速分离区顶部圆管4的高径比为（0.1-20）：1。
本发明提供的流化床反应器中，所述的催化剂分布板3与反应器侧壁1连接处，催化剂分布板3母线的切线与反应器侧壁在接触点处的夹角为0°～60°。
本发明提供的流化床反应器中，所述的快速分离区B的高度与反应区内筒2的内径的比为（0.2-5）：1。
本发明提供的流化床反应器中，所述的管壳程换热器的管程的直径与内筒2直径的比为（0.001-0.2）：1。
本发明提供的流化床反应器中，所述的催化剂收集板16上的开口用金属烧结板、金属烧结管或泡罩覆盖。
本发明提供的流化床反应器中，所述的催化剂收集板16的下部衬有绝热材料。
本发明提供的流化床反应器中，所述的反应区中设置改善催化剂流动的内构件。
本发明提供的优选方案具体是这样实施的：如附图所示，所述的流化床反应器的内筒2设置于外筒1（反应器外壁）内部，优选的结构是外筒1与内筒2同轴设置，内筒2围成的空间为反应区A，所述的内筒2与外筒1所围成的环形间隙为催化剂下降区E；内筒2的顶部与反应器外壁1通过催化剂分布板3相连，所述的催化剂分布板3上开有孔或缝，催化剂分布板3之上为汽提区D，催化剂分布板之下为催化剂下降区E，内筒2顶部装有上小下大的圆台形挡板7，圆台形挡板围成的空间为快速分离区B。圆台形挡板7、催化剂分布板3与反应器外壁1所围空间的稀相床层为沉降区C、密相床层为汽提区D；由反应区A来的催化剂和油气进入快速分离区后，催化剂和油气混合物自圆台底部逐渐上升，流通面积逐渐变小，气体被加速，而固体由于惯性，加速较慢，气固速度差变大，可以实现气固混合物的初步分离。
经快速分离器7初步分离后的催化剂和反应油气在沉降区进行气固分离，沉降区可以设置旋风分离器或过滤器，经旋风分离器或过滤器外部为催化剂沉降器。优选的方案是设置一级或多级的旋风分离器，经旋风分离器分离及沉降分离的积炭催化剂进入汽提区。
汽提区D引入汽提蒸汽进一步将催化剂中吸附或夹杂的反应油气汽提出来，沉降区分离出的反应油气和汽提出的反应油气经反应器顶部的气相出口引出反应器，到后续分离系统中进一步分离。
所述的汽提区与催化剂下降区之间的隔板为催化剂分布板3，催化剂分布板3可以是水平的，或者倾斜的，也可以是弧形的，本发明对此没有限制。优选催化剂分布板3与反应器外壁上部的夹角为圆角，或者为大于90°的角。所述的夹角大于90°，可以防止汽提区的催化剂在此处存积。优选的方案是所述的催化剂分布板3与反应器侧壁1连接处，催化剂分布板3母线的切线与反应器侧壁的夹角为0°～60°。
优选的方案是，所述的催化剂分布板3为上大下小的圆台形挡板，挡板上开游孔或缝。更优选所述圆台形挡板与水平方向的夹角为30°~60°汽提区内的催化剂经倾斜的催化剂分布板进入催化剂下降区，可以避免部分催化剂积存在催化剂分布板与反应器外壁间的夹角。
汽提区底部的催化剂分布板3上开有孔或缝，汽提区经汽提后的催化剂可以经催化剂挡板上孔和缝进入催化剂下降区中，催化剂下降区底部设置边缘与反应器侧壁封闭连接的催化剂收集板16，催化剂收集板16与内筒2下边缘留有一定高度的空隙，使得催化剂下降区与反应区相通。由催化剂下降区来的催化剂经所述的空隙由催化剂收集板16收集，在原料和提升介质（优选水蒸气）的提升下进入反应区循环使用。
所述的进料区的进料管在催化剂收集板16上开口，开口直径与内筒直径的比为0.001-0.2：1。优选所述的催化剂收集板上的开孔用金属烧结板、金属烧结管或泡罩覆盖。使得由反应器底部进料的原料油气经换热冷却后经催化剂收集板上进入反应区中进行反应，同时防止催化剂收集板16上的催化剂漏入催化剂收集板16的下部。
优选在所述的催化剂收集板16的下部衬有绝热材料。可以降低反应器进料区温度，在应用于含氧化合物催化转化低碳烯烃的反应中时，可以避免含氧化合物在过高的温度下，接触构成反应器及进料管的Fe、Ni等金属而发生副反应。
本发明提供的流化床反应器中，优选所述的反应区中设置改善催化剂流动的内构件。设置例如隔栅的内构件可以改善反应油气在反应区中的分布，使得与催化剂接触更充分，从而提高反应效率。
本发明提供的带进料换热的流化床反应器和催化剂再生器一起组成反应再生装置，所述的流化床反应器的汽提区下部经待生催化剂斜管与催化剂再生器的进料管相通，所述催化剂再生器的再生催化剂出料口经再生催化剂斜管与所述的流化床反应器的下降区连通。所述的再生气体为含氧气体，优选空气，用于在再生温度下烧掉催化剂上的积炭。再生器顶部的气固分离可以采用旋风分离器，旋风分离器可以为一级或多级，经气固分离后，再生烟气排出催化剂再生器，催化剂再生器底部再生催化剂经再生斜管返回内循环气固流化床反应器中循环使用。
本发明提供的带进料换热的流化床反应再生装置中，进料油气在进料区换热保持较低温度，然后进入反应区在较高温度下反应，在应用于含氧化合物催化转化低碳烯烃的反应中时，进料区的温度为150~350℃，反应区的温度为4400~350℃。
一种含氧化合物催化转化生成低碳烯烃的方法，将含氧化合物原料由底部引入带有进料换热的流化床反应器中，在进料区内与冷介质换热降温后进入流化床反应区，在流化床反应区与裂化催化剂接触一起向上运动，并发生烷基化、裂化反应；反应后油气和积炭催化剂经反应区上部的气固分离区进行气固分离，分离出的油气到后续分离系统进一步分离；分离出的积炭催化剂沉降到汽提区，汽提脱除催化剂中吸附和夹带的油气后经待生催化剂斜管进入催化剂再生器中进行烧焦再生，再生后的催化剂返回带有换热的流化床反应器中循环使用。
优选地，采用带有进料换热的内循环流化床反应器的含氧化合物催化转化生成低碳烯烃的方法，所述的汽提区的一部分积炭催化剂进入催化剂下降区向下运动，经催化剂下降区底部的空隙由底部进入反应区循环使用；所述的汽提区的另一部分积炭催化剂经待生催化剂斜管引入催化剂再生器中烧焦再生，再生后的催化剂返回内循环气固流化床反应器中循环使用。
含氧化合物催化转化生成低碳烯烃的方法的优选方案是这样具体实施的，将含氧化合物原料由底部的进料区引入内循环气固流化床反应器中，原料经分布后进入反应区，与催化剂接触反应，反应油气和积炭的催化剂经反应区上部的快速分离区分离后，进入气固分离区，分离出的油气经气固分离区的气相出口引出装置进行进一步分离；分离后的催化剂沉降到汽提区，汽提区引入汽提蒸汽进一步将催化剂中吸附或夹杂的反应油气汽提出来，汽提器内的催化剂分为两部分，一部分催化剂经催化剂分布板进入下降区，经下降区底部的空隙返回反应区，另一部分经待生催化剂立管输送至催化剂再生器中烧焦再生，再生后的催化剂返回内循环气固流化床反应器的下降区循环使用。其中，待生催化剂可以直接进入催化剂再生器或经引入再生器的再生气体提升进入催化剂再生器中。
优选方案中，所述的引入催化剂再生器中再生的催化剂为反应器中总的催化剂藏量的5~80%。
发明人在研究过程中发现，在含氧化合物制低碳烯烃试验过程中再生积炭的催化剂时发现，烧焦再生时间在0~1300秒时，尾气中CO2浓度由先增加后降低；烧焦再生时间在1300~1800秒时，CO2的浓度几乎为零；烧焦再生时间在1800~2100秒时，尾气CO2浓度又先增加后逐渐降低至零；这表明催化剂上的积炭根据燃烧的难易程度可分为两部分，一部分是在催化剂表面，易于和氧气接触燃烧；另一部分在孔道内部，由于氧扩散较困难，需要较长的时间才能使催化剂完全烧焦。因此，若采用催化剂不完全再生、保留催化剂上一部分积炭的方法，分子筛孔道内的积炭将无法有效燃烧，会使催化剂上的积炭逐渐变重，最终导致虽然控制了催化剂上的积炭量，但催化剂上的积炭已不是可以使含氧化合物有效转化为低碳烯烃所需要的烃池物质，使得催化剂活性和低碳烯烃选择性降低。
将所述的汽提区的积炭的催化剂的一部分引入催化剂再生器中完全再生恢复活性，再生后的催化剂不仅催化剂表面上的积炭被烧焦脱除，催化剂孔道内较难脱除的积炭也被烧掉。可以避免催化剂不完全再生降低催化剂活性的缺陷。
再生催化剂经再生斜管返回反应器的催化剂下降区中，烧掉积炭的、活性较高的再生催化剂与未经再生的积炭的催化剂均匀混合，共同下行，在下行过程中两种催化剂混合，积炭物质在催化剂表面会发生高温迁移，完全再生催化剂表面的酸中心及孔内的酸中心被涂覆，调节催化剂表面的酸强度和酸密度，使完全再生催化剂也具有较好的低碳烯烃选择性，降低积炭选择性，并且这种部分催化剂完全再生的方法，可以避免催化剂上积炭愈来愈重，又可以使催化剂保持适宜的积炭量，达到提高低碳烯烃选择性的目的。
所述的反应区的反应温度为380~680°C，优选范围为440~520°C；含氧4化合物原料的重时空速为1~50小时-1，优选范围为1~30小时-1，更优选范围为1.5~20小时-1；反应区内气体表观速度为0.1~10米/秒，优选范围0.1~2米/秒。
所述的含氧化合物原料选自甲醇、乙醇、二甲醚和动植物油脂中的一种或几种的混合物。所述的含氧化合物原料中优选还含有2~50重量的%水。
所述的催化剂为固体酸催化剂，活性组分为具有MFI结构的分子筛和/或SAPO分子筛，其中，所述的MFI分子筛优选ZSM-5和/或ZRP分子筛，所述的SAPO分子筛优选SAPO-34分子筛，催化剂的载体为人工合成的无机氧化物和天然粘土（如高岭土）。
下面结合附图，具体说明本发明提供的内循环气固流化床反应器，及其在含氧化合物生产低碳烯烃方法中的应用，但本发明并不因此而受到任何限制。
附图1为本发明提供的带有进料换热的流化床反应再生装置的流程示意图，如图1所示，流化床反应器1的中上部有上小下大的圆台形挡板7，优选的结构是圆台形挡板7顶部还连有同径的圆管4。圆台形挡板7的下部的流化床反应器为反应区A，圆台形挡板7和其上圆管4所围成的空间为快速分离区B，反应区A内的气固混合物自该圆台底部逐渐上升，流通面积逐渐变小，气体被加速，而固体由于惯性，加速较慢，气固速度差变大，可以实现气固混合物的初步分离。
反应器外壁1、圆台形挡板7与快速分离区B之间的空间为汽提区D，反应区A内反应后积炭的催化剂经气固分离后沉降到汽提区D，可以引入汽提蒸汽，汽提出积炭催化剂吸附和夹带的反应油气。汽提区D上部空间为气固分离区C，气固分离区C可以设置气固分离设备，例如旋风分离器5，优选设置两级旋风分离器，旋风分离器5外部为沉降区。来自反应区A的积炭的催化剂和反应油气在快速分离区B经初步分离后，再经旋风分离器5进一步分离，经旋风分离器5分离出的催化剂颗粒进入汽提区D，旋风分离器5分离出的油气经气体产物出口6引出装置，进入后续分离系统进一步分离。
汽提区D的催化剂经装有滑阀的待生催化剂斜管12进入催化剂输送立管11的下部，再生气体由底部入口13引入催化剂输送立管11，提升待生催化剂一起进入催化剂再生器10中，所述的再生气体为含氧气体，用于在高温下烧掉催化剂上的积炭，使催化剂恢复活性。催化剂再生器10为流化床反应器，上部设有旋风分离器9分离催化剂和再生烟气，分离出的再生烟气经管线8离开再生器。催化剂再生器10底部的再生催化剂经装有滑阀的再生斜管14进入反应区A。
内循环流化床反应器下部设置催化剂收集板16，内筒2下部边缘与催化剂收集板16之间有一定高度的空隙，具有适宜积炭量的催化剂在下降区E内下行，经内筒1下边缘的空隙进入反应区A底部，并在反应器底部引入的原料油气的提升下进入反应区A，同时催化原料油气的反应。
催化剂收集板16上均匀开有孔或条缝，催化剂收集板16同时也作为原料油气的分布器，由反应器底部引入的原料油气经催化剂收集板16上的开孔分布后均匀引入反应区A中。
附图2为带有进料换热的内循环流化床反应再生装置的一种优选的实施结构。如图2所示，内循环流化床反应器（外筒）1内设置内筒2，且外筒1和内筒2同轴，内筒2内部的空间为反应区A，外筒1与内筒2所围成的环形空间为催化剂下降区E。内筒2的顶部与反应器外壁通过催化剂分布板3相连，催化剂分布板3上开有孔或缝，所述的催化剂分布板3优选为上大下小的圆台形挡板。催化剂可通过催化剂分布板3上的这些孔或缝进入催化剂下降区E。内筒2顶部装有上小下大的圆台形挡板7，优选的结构是圆台形挡板7顶部还连有同径的圆管4。此圆台形挡板7和其上圆管4所围成的空间为快速分离区B，反应区A内的气固混合物自该圆台底部逐渐上升，流通面积逐渐变小，气体被加速，而固体由于惯性，加速较慢，气固速度差变大，可以实现气固混合物的初步分离。
反应器外壁1、催化剂分布板3与快速分离区B之间的空间为汽提区D，反应区A内反应后积炭的催化剂经气固分离后沉降到汽提区D，可以引入汽提蒸汽，汽提出积炭催化剂吸附和夹带的反应油气。汽提区D上部空间为气固分离区C，气固分离区C可以设置气固分离设备，例如旋风分离器5，优选设置两级旋风分离器，旋风分离器5外部为沉降区。来自反应区A的积炭的催化剂和反应油气在快速分离区B经初步分离后，再经旋风分离器5进一步分离，经旋风分离器5分离出的催化剂颗粒进入汽提区D，旋风分离器5分离出的油气经气体产物出口6引出装置，进入后续分离系统进一步分离。
汽提区D的催化剂分为两部分，一部分进入催化剂下降区E，另一部分经装有滑阀的待生催化剂斜管11进入催化剂输送立管15的下部，再生气体由底部入口12引入催化剂输送立管15，提升待生催化剂一起进入催化剂再生器10中，所述的再生气体为含氧气体，用于在高温下烧掉催化剂上的积炭，使催化剂恢复活性。催化剂再生器10为流化床反应器，上部设有旋风分离器9分离催化剂和再生烟气，分离出的再生烟气经管线8离开再生器。
催化剂再生器10底部的再生催化剂经装有滑阀的再生斜管13进入催化剂下降区E，与含炭催化剂混合并共同下行，在下行过程中两种催化剂混合均匀，积炭物质在催化剂表面发生高温迁移，完全再生催化剂表面的酸中心及孔内的酸中心被涂覆，调节催化剂表面的酸强度和酸密度，使完全再生催化剂也具有较好的低碳烯烃选择性，降低积炭选择性，并且这种部分催化剂完全再生的方法，可以避免催化剂上积炭愈来愈重，又可以使催化剂保持适宜的积炭量，达到提高低碳烯烃选择性的目的。
内循环流化床反应器下部设置催化剂收集板16，内筒2下部边缘与催化剂收集板16之间有一定高度的空隙，具有适宜积炭量的催化剂在下降区E内下行，经内筒1下边缘的空隙进入反应区A底部，并在反应器底部引入的原料油气的提升下进入反应区A，同时催化原料油气的反应。
催化剂收集板16上均匀开有孔或条缝，催化剂收集板16同时也作为原料油气的分布器，由反应器底部引入的原料油气经催化剂收集板16上的开孔分布后均匀引入反应区A中。
以下通过实施例对本发明做进一步说明，但并不因此而限制本发明。
对比例
对比例为不带进料换热的流化床反应器应用于含氧化合物制备低碳烯烃的效果。
将图1中的进料换热系统拆除，采用不带进料换热的流化床反应器，以甲醇为原料、催化剂为喷雾干燥成型的SAPO-34分子筛，进料区温度为470℃，反应区温度为480℃，表压50KPa，空速7.0h-1，内筒气体线速1.1m/s；再生器为流化床反应器，挂炭催化剂经输送立管被空气输送至再生器底部，再生温度为600°C。实验结果见表1。
实施例1
实施例1比较了带进料换热的流化床反应器应用于含氧化合物制备低碳烯烃的效果。
流程图如图1所示，以甲醇为原料、催化剂为喷雾干燥成型的SAPO-34分子筛，调节换热介质流量，控制进料区温度不高于350°C，反应区温度为480°C，表压为50KPa，空速7.0h-1，内筒气体线速1.1m/s，再生器采用流化床反应器，挂炭催化剂经输送立管被空气输送至再生器底部，再生温度为600°C。实验结果见表1。
实施例2
实施例2说明本发明提供的内循环气固流化床反应器应用与含氧化合物制备低碳烯烃的效果。
流程图如图2所示，以甲醇为原料、催化剂为喷雾干燥成型的SAPO-34分子筛，调节换热介质流量，控制进料区温度不高于350°C，反应温度为500°C，表压60KPa，空速7.0h-1，内筒线速1m/s，再生器采用流化床反应器，挂炭催化剂经输送立管被空气输送至再生器底部，再生温度为620°C，调节滑阀开度和待生剂输送管线的气体表观速度调整催化剂的再生比例，控制催化剂上的平均积炭量为3.1%。开始运行时，首先关闭再滑阀，使循环仅在循环流化床内运动，再生剂和待生剂的取样口分别位于管线上。当催化剂上的积炭达到一定值后，打开再滑阀，对催化剂进行部分再生，将催化剂的循环量保持在一个合理的值，使得系统运行稳定，控制方便。实验结果见表1。
表1
  反应条件   对比例   实施例1   实施例2
  C基产物分布/mol%
  干气   30.95   37.23   54.59
  甲烷   3.75   3.06   2.21
  乙烷   0.55   0.75   0.81
  乙烯   26.65   33.42   51.57
  液化气   57.72   53.11   40.53
  丙烷   5.71   3.25   1.31
  丙烯   36.75   36.05   32.83
  异丁烷   0.17   0.1   0.05
  正丁烷   1.08   0.8   0.2
  反-2-丁烯   4.95   4.25   2.44
  正丁烯   3.36   3.28   1.63
  异丁烯   2.59   2.03   0.65
  顺-2-丁烯   3.11   3.35   1.77
  1,3-丁二烯   0   0   0.06
  C5+汽油   0.38   1.35   1.65
  二甲醚   0.00   0   0
  焦炭   7.55   5.91   1.91
  二氧化碳   2.34   1.85   0.55
  一氧化碳   1.06   0.55   0.36
  低碳烯烃选择性   77.41   82.38   90.95
  甲醇转化率   98.85   98.02   96.32

Claims (20)

1.一种带有进料换热的流化床反应器，其特征在于，所述的反应器从下到上依次为进料区(F)、流化床反应区(A)、气固分离区(C)，所述的气固分离区(C)下部与汽提区(D)连通，所述的进料区(F)与流化床反应区(A)之间为催化剂收集板(16)，所述的进料区(F)内设置换热器，所述的换热器管程一端与进料口(18)连通，另一端开口于催化剂收集板(16)；所述的反应器还包括催化剂下降区(E)，所述的汽提区(D)下部经催化剂分布板(3)上的开孔与催化剂下降区(E)连通，所述的催化剂下降区(E)与流化床反应区(A)并列，之间由隔板分隔，流化床反应区(A)与催化剂下降区(E)底部相通。
2.按照权利要求1所述的流化床反应器，其特征在于，所述的流化床反应区(A)为设置于反应器内的内筒(2)围成的空间，所述的流化床反应区(A)的上部为横截面不断缩小的快速分离区(B)，所述的催化剂下降区(E)为反应器外壁(1)与内筒(2)围成的环柱形空间。
3.按照权利要求2所述的流化床反应器，其特征在于，所述的围成流化床反应区(A)的内筒(2)的直径与反应器外壁的直径比为1：(1.05-2)。
4.按照权利要求2所述的流化床反应器，其特征在于，所述的快速分离区(B)为与内筒顶部连接的上小下大的圆台形挡板(7)和挡板上部的圆管(4)围成的空间。
5.按照权利要求4所述的流化床反应器，其特征在于，所述的快速分离区(B)上部的圆管(4)的内径与反应区内筒(2)的内径的比为(0.1-0.9)：1。
6.按照权利要求4所述的流化床反应器，其特征在于，所述的快速分离区上部的圆管(4)的高径比为(0.1-20)：1。
7.按照权利要求2-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的催化剂分布板(3)与反应器外壁(1)连接处，催化剂分布板(3)母线的切线与反应器外壁在接触点处的夹角为0°～60°。
8.按照权利要求2-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的快速分离区(B)的高度与反应区内筒(2)的内径的比为(0.2-5)：1。
9.按照权利要求1-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的换热器的管程的直径与内筒(2)直径的比为(0.001-0.2)：1。
10.按照权利要求1-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的催化剂收集板(16)上的开口用金属烧结板、金属烧结管或泡罩覆盖。
11.按照权利要求1-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的催化剂收集板(16)的下部衬有绝热材料。
12.按照权利要求1-6中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述的反应区中设置改善催化剂流动的内构件。
13.一种带有进料换热的流化床反应-再生装置，其特征在于，包括按照权利要求1-12中任一项所述的流化床反应器，和催化剂再生器，所述的流化床反应器的汽提区(D)的下部经待生催化剂斜管(12)与催化剂再生器(10)连通，所述的催化剂再生器(10)经再生催化剂斜管(14)与所述的流化床反应器连通。
14.一种含氧化合物催化转化生成低碳烯烃的方法，其特征在于，将含氧化合物原料由底部引入按照权利要求1所述的带有进料换热的流化床反应器中，在进料区内与冷介质换热降温后进入流化床反应区，在流化床反应区与裂化催化剂接触一起向上运动，并发生烷基化、裂化反应；反应后油气和积炭催化剂经反应区上部的气固分离区进行气固分离，分离出的油气到后续分离系统进一步分离；分离出的积炭催化剂沉降到汽提区，汽提脱除催化剂中吸附和夹带的油气，所述的汽提区的一部分积炭催化剂进入催化剂下降区向下运动，经催化剂下降区底部的空隙由底部进入反应区循环使用；所述的汽提区的另一部分积炭催化剂经待生催化剂斜管进入催化剂再生器中进行烧焦再生，再生后的催化剂返回带有换热的流化床反应器中循环使用。
15.按照权利要求14所述的方法，其特征在于，所述的汽提区引入催化剂再生器中的待生催化剂为反应器中总的催化剂藏量的5～40重量％。
16.按照权利要求14或15所述的方法，其特征在于，所述的流化床反应器的操作条件为：反应区的反应温度为380～680℃；含氧化合物原料的重时空速为1～50小时-1；反应区内气体表观速度为0.1～10米/秒。
17.按照权利要求16所述的方法，其特征在于，所述的流化床反应器的操作条件为：反应区的反应温度为440～520℃；含氧化合物原料的重时空速为1～30小时-1；反应区内气体表观速度为0.1～2米/秒。
18.按照权利要求14或15所述的方法，其特征在于，所述的含氧化合物原料选自甲醇、乙醇、二甲醚和动植物油脂中的一种或几种的混合物。
19.按照权利要求14或15所述的方法，其特征在于，所述的含氧化合物原料中还含有水，水的含量为2～50重量％。
20.按照权利要求14或15所述的方法，其特征在于，所述的催化剂中含有具有MFI结构的分子筛和/或SAPO分子筛。
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