CN103827059A - 由二甲醚生产烯烃的方法和装置 - Google Patents

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Abstract

为了由二甲醚生产烯烃，将纯度为70重量%～100重量%的气态二甲醚与含有烯烃、链烷烃和/或芳烃的再循环气体以及蒸汽加入到反应器的第一催化剂阶段。为了使整个催化剂阶段的温度分布尽可能平稳，但接近最佳操作温度，将纯度为70重量%～100重量%的气态二甲醚与含有烯烃、链烷烃和/或芳烃的再循环气体加入到至少一个下游催化剂阶段，其中所述下游催化剂阶段另外采用来自上游催化剂阶段的产物气体进料。

Description

由二甲醚生产烯烃的方法和装置
本发明涉及由二甲醚生产烯烃。
短链烯烃，特别是丙烯，属于化学工业最重要的基本物质。由具有短链长度的这些不饱和化合物着手，可以构建具有较长链碳骨架和附加官能度的分子。
作为短链烯烃的来源，过去首要使用蒸汽裂化的方法，即在处理石油时候的热分解。但是，最近几年，已研发了另外的生产短链烯烃的方法。一方面，这是因为现有的来源已不再满足日益增长的需要；另一方面，化石原料的日益短缺要求使用其它原料物质。
用于生产丙烯和其它短链烯烃的所谓的MTP(甲醇至丙烯)或MTO(甲醇至烯烃)方法以甲醇作为原料着手。在这些多相催化方法中，初始由甲醇部分地形成中间产物二甲醚(DME)，并且随后由甲醇和二甲醚的混合物形成乙烯与丙烯的混合物。
在传统的MTP方法中，纯的甲醇是用于转化的原料物质；其初始由粗制甲醇通过蒸馏获得。随后，在高的能源消耗下使甲醇蒸发，并且在仅一个循环中将其引入DME反应器，在所述反应器内使它转化为二甲醚和水。如此获得的产物混合物含有比例为约30:70重量%的甲醇/DME并将其冷却和部分浓缩。
将来自DME反应器的富含水的浓缩物与气态二甲醚/甲醇一起加入到反应器的各个阶段，在其中将甲醇与二甲醚主要转化为烯属烃类。上述转化中获得的产物混合物随后必须进行进一步纯化。
例如，DE 11 2006 002 599 T5描述了最重要的是如何通过相应的工艺参数可以获得乙烯并且可以通过连接精馏装置有效地将其纯化。
形成产物混合物的原因首先是在烯烃反应器内的各个催化阶段的明显显著的热量分布。已尝试通过将析出物部分以液态形式加入抵消上述问题。由于冷凝物的蒸发，使气体物流在进入下一个催化剂床之前冷却。然而由于反应器内产生反应，特别是由甲醇产生的反应放热，反应控制仍有困难。这导致在各个催化剂阶段产生强烈的热效应和相应的缺点，并且尤其是导致催化剂损坏和基于所需要产物的选择性降低。
根据DE 695 199 99 T2，已知可以向用于生产烯烃的反应器内加入烷氧基化合物例如甲醇与二甲醚的混合物，其中将稀释气体混合到上述混合物中。通过稀释气体可以实现所添加气体物流的温度位于约340～400℃并且改变最终气体物流的比热容以使气体物流内的温度升高少于100℃。这因此避免形成将破坏催化剂并且在该其中会发生不需要的反应的局部加热区，但同时该温度明显低于最佳操作温度。为了获得类似的转化率，必须提高停留时间。因此，降低了单位时间转化率并因此降低了工艺效率。
迄今为止在传统的MTP方法中包含在中间体DME产物中的甲醇具有不利影响，因为烯烃反应器内的转化率收到强烈放热反应的影响。当使用甲醇-DME混合物时，反应器的热效应明显高于使用纯的二甲醚。但是，在常规实施MTP方法的情况下，转而使用纯的二甲醚是昂贵且不经济的，因为必须实施具有高的投资精力和助剂消耗的用于分离粗制甲醇/纯甲醇和DME/甲醇/水的两个独立的蒸馏系统。
在DE 10 2008 058 931 B4中描述的方法中，二甲醚的纯化有利地与粗制甲醇相关联。在反应器内，通过多相催化反应生产甲醇、二甲醚和水的混合物，考虑到各个成分的分离，必须对该混合物进行处理。为此，将来自反应器的混合物送入第一蒸馏塔，其中将甲醇与二甲醚的混合物从主要由水组成的塔底产物中分离出来。将甲醇-DME混合物送入第二蒸馏塔，其中在塔顶取出纯化的二甲醚。主要含有甲醇的塔底产物送入第三蒸馏塔，同时用初始物质粗制甲醇进料。在上述第三蒸馏塔中纯化的甲醇可用作析出物用于转化二甲醚的反应器。通过该方法，甲醇蒸馏和二甲醚的纯化因此可结合在一个方法中。
根据DE 10 2008 058 931 B4已知的方法使得可使用二甲醚作为转化成烯烃的仅有的进料组份并且同时确保方法的经济性。
由此，本发明的目的是在多相催化方法中使纯化的二甲醚在优选多个催化剂阶段中转化为烯烃，其中在催化剂阶段中温度分布应该尽可能持平，但接近最佳操作温度。
根据本发明，上述目的基本上采用权利要求1的特征得以解决，其中将纯度为70重量%～100重量%，优选85重量%～99重量%，更优选为至少95重量%，并且特别优选为至少97.5重量%的气态二甲醚与再循环气体以混合物的形式加入到催化剂阶段中。这提供了最佳反应控制，特别是不再需要将液态的水/甲醇混合物在各个催化剂阶段的上游加入并且利用了蒸发的冷却效应。
此外，已发现在反应器内将多个催化剂阶段串联连接并且彼此连接以使产物气体从一个催化剂阶段进料至另一个催化剂阶段为有利。这具有如下优点：来自上游催化剂阶段的产物混合物的未使用的析出物可在下游催化剂阶段中转化，从而可进一步提高方法的产率。
向第一催化剂阶段中加入再循环气体和蒸汽。再循环气体优选含有烯烃以及链烷烃和/或芳烃。
在加热至反应温度之前加入到再循环气体中的蒸汽用作热载体和调节剂并且减少了高温下的焦化并因此减少了催化剂的过早失活。蒸汽可直接加入到催化剂阶段或者作为与再循环气体的混合物流添加。在将再循环气体在炉底燃烧装置中通过添加基于再循环气体最高达60重量%的蒸汽加热至反应器入口温度时，添加单一的物流促进工序并且特别有利地进行。
为了在每个催化剂阶段能够调节更均一的条件，还推荐将所述再循环气体和蒸汽的物流与更为缓和预加热的二甲醚混合并因此将仅仅一整个物流加入到第一催化剂阶段。在第一催化剂阶段入口处二甲醚相对于再循环气体的用量优选为5～20重量%，特别是10～15重量%。
已发现有利的是调节加入到第一催化剂阶段的气体物流的比例以便进入该催化剂阶段的二甲醚相对于再循环气体的用量为2～20重量%并且优选5～15重量%，并且在进入该催化剂阶段时的整个物流中蒸汽的用量最大为50重量%。
向第二和各个另外的催化剂阶段中加入前面阶段的产物气体和再循环气体与二甲醚的比率为10～200重量%，优选15～50重量%的二甲醚与再循环气体的混合物。在这里，各个物流基本上可分别进料。
通过(细致地)调节二甲醚与再循环气体彼此之间的比率以及一种或两种物流的入口温度，可以实现进入催化剂阶段的入口温度为420～500℃，优选440～490℃，和/或来自催化剂阶段的出口温度为450～530℃，优选460～520℃。在所述温度下，二甲醚发生几乎完全的转化，没有这一点将导致相对于所需产物，首要的是乙烯和丙烯的选择性的降低。这些温度明显高于传统方法中实施的温度(入口温度约400℃)。
入口温度根据使二甲醚与再循环气体和来自上游催化剂阶段的产物物流的温度混合获得。出口温度得自于进入催化剂阶段的入口温度以及由于放热反应的温升，其中所述放热性部分可通过其它反应的吸热性得以补偿。
另外，有利的是在调节或控制二甲醚与再循环气体的比率以使催化剂床内的温度升高至少5℃，但最多100℃，优选40℃。这具有如下优点：可以可靠地避免在催化剂阶段内形成所谓的热点(hot spots)，即局部加热的位置。从而改善了催化剂的使用寿命，因为催化剂不会因为局部加热而过早老化。
具体地说，采用二甲醚和再循环气体分别控制各个催化剂阶段的进料也是有利的，因为这样做可以在每个催化剂阶段内调节条件，这对于从上游催化剂阶段所加入的产物气体物流而言导致产率最大化。
因此，有利地，使用具有不同组成的再循环气体也是可能的，由此给出了在各个催化剂阶段内进一步方法最优化的可能性。例如，再循环气体还可含有甲醇，并且可以在这一点由于缺陷最小而期待或希望的催化剂阶段、例如在第一催化剂阶段内引入与甲醇反应相关的热效应。
根据本发明特别优选的一个方面，将具有不同组成的再循环气体加入到第一催化剂阶段，同时所有随后的催化剂阶段均采用相同组成的再循环气体进料。使用具有特别高烯烃含量，特别是链长C4～C8的再循环气体也是有利的，因为这些烯烃在反应器内以吸热反应的形式反应形成丙烯，它们还用于冷却系统和提高目标产物的产率。
通常，向各个催化剂阶段内实施加料应该通过温度和反应控制丙烯的总产率使得在所有的催化剂阶段均达到最大化。由于如此实施向各个催化剂阶段的给料是例如各自的催化剂的老化条件所要求的，因而可进一步提高工艺效率。这特别意味着在由于老化过程催化剂较少活性的情况下，可使用较高的入口温度。这可例如通过提高入口物流内的甲醇含量实现。
具体地说，该方法可通过使用反应器入口处的压力为0.8～0.5巴(绝对)，优选1.5～3.0巴(绝对)在高产率下操作。
另外，具体地说，在使用形状选择性(form-selective)沸石材料，优选五元环(pentasil)类型的铝硅酸盐ZSM-5作为催化剂的时候，该方法可在良好的催化剂寿命和短链烯烃例如丙烯的高产率下操作。
此外，由于在从二甲醚获得烯烃所进行的纯化过程中获得再循环气体，还可提高方法的经济性。因此，可使在方法中另外获得的废水最小化，或者还可将部分在其中获得的烃部分通过再次穿过该催化剂阶段转化为有价值的产物。优选地，可使用C2和/或C4～C8烯烃含量10～70重量%，优选20～40重量%的物流作为再循环气体。
具体地说，当在所述处理装置中采用甲醇作为清洗剂纯化所产生的烃时，获得适合作为再循环气体的气体物流。在其用作清洗剂之后使用的甲醇可在蒸馏装置中处理。随后所述蒸馏装置的顶部产物可至少部分直接引入到反应器内作为再循环气体，优选引入到至少一个第一催化剂阶段的催化剂阶段下游作为再循环气体。
有利的是，作为上述蒸馏塔的底部产物所产生的甲醇也可再循环，因为将其送入DME反应器。这是由于上述底部产物作为回流再循环至蒸馏得以实现，所述蒸馏还用于纯化转为DME的粗制甲醇。
此外，已发现在根据本发明的方法之前实施由粗制甲醇制备纯的二甲醚的方法是有利的。为此，将在第一个工艺步骤中生产的粗制甲醇供应到至少一个阶段的蒸馏阶段，然后由此在第二个工艺步骤中使其在反应阶段内转化为二甲醚。随后，将如此获得的二甲醚在至少一个阶段，优选至少两阶段蒸馏中纯化，其中将回收的甲醇再循环至上述还用于纯化粗制甲醇的蒸馏中。
优选地，设计二阶段蒸馏以便在第一纯化步骤中将水从甲醇/二甲醚混合物中分离出来并且在第二次蒸馏中相对于两种主要组份将甲醇/二甲醚混合物分离出来。
此外，本发明包括具有权利要求10的特征的用于由二甲醚生产烯烃的装置，该装置适于实施根据本发明的方法。所述装置包括具有至少两个催化剂阶段的反应器。用于二甲醚、再循环气体和蒸汽的至少一个供料管道开口通向至少一个催化剂阶段，其中这些组份可作为混合物加入或单独加入。再循环气体经由管道加入到与第一阶段相连接的至少一个下游催化剂阶段中。另外，经由上述管道或第二管道供入二甲醚。每次使用的再循环气体含有烯烃、链烷烃和芳烃。对于与所使用的二甲醚有关的再循环气体给料，在每个供料管道内提供至少一个控制或调节装置。
优选地，控制装置是如此设计以便测量进入各个催化剂阶段的入口物流的温度和相应的出口物流的温度并且将所述温度用作将要给料的再循环气体和二甲醚的用量的控制变量，因为采用这种方式，对于反应控制而言决定性的参数温度可直接用作控制变量。根据本发明的研究，在各个催化剂阶段的催化剂床内也可提供温度测量点，并且此处测定的温度可用作控制变量。
根据本发明，已发现当各个催化剂阶段装配有其自己的再循环气体用供料管道和至少一种相关联的控制或调节工具时，采用上述多个连续的催化剂阶段相互连接是有利的，因为采用这种方式，各个催化剂阶段的工艺条件可独立控制。
本发明的有利的实施方案另外提供了从处理烯烃的至少一种装置管道通向再循环气体用供料管道。
当粗制甲醇的纯化与二甲醚的纯化连接时，根据本发明的装置包括用于纯化粗制甲醇的蒸馏装置和将粗制甲醇转化为二甲醚的反应器。此外，所述装置含有至少两个纯化二甲醚的蒸馏装置，其中另外的蒸馏装置之一与烯烃生产用反应器经管道相连。另外，管道从另外的蒸馏装置之一回到纯化粗制甲醇用的第一蒸馏装置。
根据如下例举的实施方案和附图的说明还可得到本发明另外的特征、优点和可能的应用。所描述和/或解释说明的所有特征形成本发明的主题本身或任意组合，无论其在权利要求或其逆向引用中的内容如何。
在附图中：
图1表示不存在烯烃反应器的基本工艺图；
图2表示根据本发明的烯烃反应器的示意图，所述烯烃反应器连接根据图1的装置。
在以流程图的形式在图1中示出的由粗制甲醇生产烯烃的装置中，将粗制甲醇加料至第一蒸馏或精馏塔10中。根据本领域技术人员已知的通常方式，塔包括塔体、在塔底的蒸发器和在塔顶的冷凝器以及附加的内部配件例如塔盘、填料和/或填充物。此外，为了提高分离效果，通常对塔如此装配以便仅将小部分顶部冷凝物取出并收集，而将大部分作为回流再次加入到塔顶。
溶解在粗制甲醇中的气体和低沸物，特别是短链烷烃和含氧化合物可以经管道11从精馏塔10中取出。经管道12将作为塔10的底部产物取出的甲醇送入第二蒸馏或精馏塔14。将甲醇/水混合物经管道15从所述塔14的底部取出并送入分离装置20中。将甲醇和痕量DME和水组成的塔50的底部产物经管道52也作为回流加入到塔20中。塔20的顶部产物主要含有甲醇，其经过管道21以气态形式加入到DME反应器30中。富含在塔底的水经管道22转移至塔40中。
在蒸馏塔14中，纯的甲醇经通向管道17的侧馏分开口获得。纯的甲醇因此可作为副产物输出。但是，如根据DE102011014892所已知的，它也可用作甲醇清洗塔内的清洗剂。上述未示出的塔可并入到纯化装置70中并且用于从粗制丙烯中除去DME和另外的含氧化合物。如果不将纯的甲醇输出或者在处理装置70中不包含清洗塔，那么完全可以省去塔14。在这种情况下，塔10的底部产物经管道12送入管道15并从那儿直接送入塔20中。
在反应器30中由甲醇借助于多相催化剂生产的二甲醚经管道31送入塔40中蒸馏纯化。在塔40中，将已经包含在析出物物流中作为粗制甲醇杂质和在形成二甲醚过程中形成的水从甲醇和二甲醚的混合物中分离出来。
将主要由水构成的塔40的底部产物经管道42送入纯化装置70中，所述纯化装置还包含未示出的水汽提塔。上述底部产物仍含有0.5～2重量%的甲醇，所述甲醇在汽提塔内回收。原则上，还可能产生仍含有痕量甲醇的底部产物并且可直接进行生物纯化。但是，由于纯化装置70已经含有废水汽提塔，因为所解释说明的技术方案更为有效。
塔40的顶部产物主要是甲醇与DME的混合物，其经管道41送入塔50。塔50有利地与分离装置20相连接以便将在分离装置20的底部中获得的甲醇作为回流送入分离装置20中并且因此同样可以经管道21送入反应器30中的到二甲醚的转化中。在塔顶，纯化的二甲醚经管道51从塔50中排出，其在约10巴和温度约50℃下获得。因此可直接将其送入反应器60中用以使DME转化为烯烃。二甲醚的纯度为95～100重量%并且特别是，就甲醇含量而言，通过塔50的回流比可调节该纯度。应该注意到甲醇含量(<0.5重量%)最小化要求不按比例地提高回流比，因而大大提高了塔的蒸汽消耗。用量0.1～0.7重量%，优选0.5～1.5重量%表示蒸汽消耗与甲醇“减少(schlupf)”之间权宜的折衷。此外，二甲醚含有少量，即0.5～2重量%的C4～C5烃和另外的含氧化合物以及痕量水，其主要经由甲醇进入DME合成循环。这些混合物并不损害二甲醚的品质，因为根据本发明他们无论怎样均经由再循环气体加入到反应器60的上游。
将如图2所示用于DME转化为烯烃的反应器60设计成具有多个催化剂阶段60a～60f的固定床反应器。值得推荐的是使用至少4个，更有利的是如图2中所示6个催化剂阶段。通过将进料物流51分离成单独的物流51a～51f实现二甲醚的加料。同时，将再循环气体经由管道71和72引入反应器60并且在反应器内经由管道71给料至第一催化剂阶段60a并且经由管道72b～72f给料至催化剂阶段60b～60f。再循环气体在纯化装置70中产生并且含有烯烃、链烷烃和芳烃，优选C2和C4～C8碳馏分。所述气体还含有少量甲醇，其通过再循环气体的处理和清洗甲醇的再生进入再循环气体中。
将经由管道71引入反应器60的第一催化剂阶段的再循环气体在与处理装置70相连接的炉底燃烧装置中预热至入口温度。经由管道51，将成比例用量的预热至250～350℃的二甲醚经由管道51混合，以致于进入反应器60的混合气体物流的混合温度为例如474℃。
将二甲醚经由管道51b、51c和后面的管道送入以及将再循环气体经由管道72b、72c和后面的管道送入至反应器60的催化剂阶段60a和后面的催化剂阶段可采用不同方式实施。可以想到的是通过两个独立的供料管道和分配器将二甲醚和再循环气体进料至各个催化剂阶段。特别简单的设计提供了预混DME和再循环气体并将其经由共用的分配器进料至催化剂阶段。两种物流之一，优选再循环气体可进行预热并因此可实现催化剂床内温度分布的精密控制。经由未示出的通常结构的气体分配器，将进料气体分布到反应器60的横截面。各个催化剂阶段串联连接，其由连接件62a、62b和62c所示。由于冷的进料气体与离开前一个催化剂阶段的热的反应气体的混合，使后者冷却并因此在下一个反应阶段中可与在所需温度范围内的混合的二甲醚反应。
原则上，可以将具有不同气体组成的再循环气体进料至各个催化剂阶段，其中作为简单的操作可能性，特别值得推荐的是将具有不同组成的再循环气体进料至第一催化剂阶段，同时所有随后的催化剂阶段均采用相同组成的再循环气体进料。采用这种设计，特别有利的是已经将全部蒸汽进料至第一催化剂阶段，即经由管道71直接进料至反应器60，并且将具有最小甲醇组成的馏分进料至催化剂阶段2～n，因为这样可以避免由于甲醇转化的高放热。另一方面，在第一催化剂阶段中，放热可有助于反应开始(kick-off)或者允许更低的入口温度，以便于加入相对富含甲醇的物流可能是值得推荐的。
根据本发明，使用特别高烯烃含量，特别是具有链长C4～C8的再循环气体也是有利的。再循环气体中C2烃是否再循环至反应器60取决于乙烯是否应该在装置中作为副产物获得或者丙烯产率是否应该最大化。由于这些烯烃在反应器60内以吸热反应的形式反应形成丙烯(乙烯)，因而它们还用于冷却系统并提高目标产物的产率。
再循环气体的组成在处理装置70中调节。对于获得烯烃有利的上述处理装置70的结构描述于DE 10 2011 014 892 A1中。原则上，通过在纯化装置70中蒸馏将所需要的主要产物从副产物中分离出来。优选将液化气体和汽油馏分作为副产物排出。将烃物流和工艺用水物流作为再循环物流提供。将过量的工艺用水排出。优选地，在未示出的纯化装置70中或根据DE 10 2011 014 892 A1处理产物物流以便可以取出纯度>99.5重量%的丙烯物流、C4烃馏分和C5+烃馏分。从纯化装置70中还可以获得再循环气体并将其经由管道71和管道72引入到反应器60中，其中原则上还可以想到从装置仅引入一个再循环气体管道或者使用具有多于两种不同组成的再循环气体，由此相应地需要更多供料管道。
最后，经由管道73从纯化装置70取出来自甲醇清洗塔的负载的甲醇并将其送入蒸馏装置80中。在上述塔的顶部，富集了C4/C5烃、二甲醚和另外的含氧化合物。上述物流有利地至少部分经由管道83直接作为再循环气体引入反应器60内或者经由管道82再循环至纯化装置70内以进一步处理。再生的甲醇经由管道81从塔80的底部取出。所述再生的甲醇含有残余量的C4和C5烃以及水并且有利地将其作为回流加料至塔40中，借此从系统中除去水，将烃与二甲醚引入反应器60，并且将甲醇进料至DME反应器30。
根据现有技术还可以使用液-液抽提塔代替再生清洗甲醇的塔80。因此，产生具有较大水含量的甲醇水溶液。所述甲醇水溶液同样可引入塔40并且在相应地较高蒸汽消耗情况下加工处理。
原则上可以使用多个反应器用以使甲醇转化为DME和使DME转化为烯烃。
图2再次表示根据本发明具有6个催化剂阶段的反应器的设计图。经由管道51提供二甲醚，所述二甲醚经由部分管道51a～f分布到各个催化剂阶段中。
用于第一催化剂阶段的再循环气体与蒸汽的混合物经由管道71产生，同时对于阶段2～6而言经由管道72提供再循环气体。再循环气体例如具有的温度为98℃，其中原则上温度为40～150℃是适合的。
举例来说二甲醚与再循环气体的混合物在最后阶段60f中示出。经由温度控制器63b和相应的控制阀63a，对DME的量进行调节以使在催化剂床60f之后达到出口物流所需设定点温度。当所述物流与来自上游催化剂阶段60e的产物物流混合时，通过经管道51f送入的冷的DME气体，已经实现一定程度的冷却，但是这种冷却并不充分。因此，再循环气体另外经由阀64a给料，以便通过温度控制器64b还可调节反应混合物进入催化剂床所需的入口温度。
上述温度和反应控制的概念有利地在所有其它阶段，但是至少在阶段2～6中采用相同方式进行。各个阶段的入口和出口温度是灵活易变的并且容易通过各自的DME与再循环物流的数量比调节。因此，对于最大丙烯产率而言最佳的温度分布可在整个反应器内调节。
实施例
详细地说，如图2中所示的反应器最佳可在如下设置的情况下操作：
通过反应器的催化剂阶段60a和60b可以设定升温水平，并且在第二催化剂阶段中可使采用再循环气体的外加冷却最小化。与如下催化剂阶段相比，则必须考虑稍微较低的丙烯产率。在催化剂阶段60a和60b中温度为470～500℃。
在催化剂阶段60c～60e中，发生方法的主要转化，其明显比方法的常规执行高。由于调节冷却气体相应的数量，催化剂阶段60c～60e中温度为470～500℃。
在最后的催化剂阶段60f中，在整个催化剂床内设定减少的二甲醚转化或者相当平的温度区间。根据本发明，催化剂阶段60f的温度分布为480～500℃。因此，在最高温度和来自于DME的很少的新的形成的情况下，发生存在于反应气体中的C2和C4～C8烯烃更完全的反应成丙烯。
在反应器常规设计的情况下，仅可能在一定程度上有类似设置，因为在甲醇的存在下，相应的反应的放热要求较低的入口温度并因此包括相应减少的丙烯产率。
在此外类似的条件下，在基于DME的MTP装置的情况下，可考虑丙烯产率大3～4重量%(基于所用的甲醇)。该产率的提高通过如下测试和效果相结合获得：
在二甲醚代替甲醇转化的情况下较低的反应的热效应导致入口温度升高2～8℃并且通常在各个催化剂阶段内导致移向较高温度的较平稳的热分布。因此反应器可在最大反应温度(即在离开各个催化剂阶段时约500℃)下操作，而不破坏催化剂。
此外对于二甲醚反应成丙烯而言有利的是在各个催化剂阶段内提高的蒸汽含量。在标准的MTP方法中，通过甲醇的反应形成蒸汽。但是，这也意味着所述蒸汽仅在各个催化剂阶段内形成并且其量因此在各个催化剂阶段内升高。但是，在根据本发明的方法中，将作为部分再循环气体的蒸汽在第一催化剂阶段的上游混合，这是为什么所述蒸汽在化学反应开始之前已经存在的原因。
此外，使用二甲醚使得催化剂阶段内的转化最优化，而不需要使各个阶段的入口温度必须降低很多。因此，在反应阶段内可能存在温度分布，在所述温度分布下转化为丙烯在高选择性下进行。此外，使用最后的催化剂阶段作为“后反应阶段(post-reaction)”对总的产率具有有利的影响，因为在产物物流中C4+烯烃的量因此最小化，因为在此较高链碳馏分仍可转化成丙烯。
另外在较高温度下实施反应的可能性提供了较低的停留时间。在指定的温度值下，例如停留时间减少10%。另外，由于如下事实，在各个反应阶段内较低的停留时间也是可能的，即因为各个催化剂阶段内条件的良好控制的可能性，可以利用采用较少老化的催化剂并且因此基于整个反应器的催化剂储备而不突破主要量的二甲醚和甲醇，转化易于分配到各阶段
附图标记列表
10        精馏塔
11～13    管道
14        精馏塔
15～17    管道
20        分离装置
21,22     管道
30        反应器
31        管道
40        精馏塔
41        管道
50        精馏塔
51,52     管道
60        反应器
60a～60f  催化剂阶段
61        管道
62a～62c  催化剂阶段之间的连接
63a,64a   温度控制器
63a,63b   控制阀
70        纯化装置
71～73    管道
80        精馏塔
81,82,83  管道

Claims (13)

1.一种由二甲醚生产烯烃的方法，其中将纯度为70重量%～100重量%，优选85重量%～99重量%的气态二甲醚与含有烯烃、链烷烃和/或芳烃的再循环气体以及蒸汽加入到反应器的第一催化剂阶段中并且将纯度为70重量%～100重量%，优选85重量%～99重量%的气态二甲醚与含有烯烃、链烷烃和/或芳烃的再循环气体加入至少一个下游催化剂阶段，其中所述下游催化剂阶段另外采用来自上游催化剂阶段的产物气体进料。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于调节加入到第一催化剂阶段的气体物流的比例以便进入该催化剂阶段的二甲醚相对于再循环气体的用量为约2～20重量%，优选5～15重量%，并且在进入该催化剂阶段的整个物流中蒸汽的用量最大为60，优选50重量%，和/或调节加入到下游催化剂阶段的气体物流的比率以使进入该催化剂阶段的再循环气体相对于二甲醚的用量为10～200重量%，优选15～50重量%。
3.根据权利要求1或2的任一项的方法，其特征在于调节二甲醚与再循环气体的比率以使进入催化剂阶段的入口温度为440～490℃和/或来自催化剂阶段的出口温度为460～520℃。
4.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于调节二甲醚与再循环气体的比率以使催化剂阶段内的温度升高5～100℃，优选5～40℃，特别优选10～25℃。
5.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于将具有不同组成的再循环气体进料至第一催化剂阶段中，同时所有随后的催化剂阶段均采用相同组成的再循环气体进料。
6.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于将二甲醚和再循环气体的混合物进料至至少两个催化剂阶段，其中添加的再循环气体分别具有不同的组成。
7.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于针对最后的催化剂阶段调节二甲醚与再循环气体的比率以使催化剂阶段内的温度升高5～20℃并且所述催化剂阶段的出口温度对应于反应器的最大操作温度。
8.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于反应器入口处的压力为0.8～5.0巴(绝对)，优选1.5～3.0巴(绝对)。
9.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于再循环气体在所产生的烃的纯化中获得并且含有数量为10～70重量%，优选20～40重量%的C2和/或C4～C8烯烃。
10.根据前述权利要求的任一项的方法，其特征在于在蒸馏装置内处理装载有于处理单元内产生的甲醇的清洗剂，并且将所述蒸馏装置的顶部产物至少部分作为再循环气体直接引入到反应器中，优选引入到第一催化剂阶段下游的至少一个催化剂阶段。
11.一种用于由二甲醚生产烯烃，特别是用于实施根据前述权利要求的任一项的方法的装置，其包括用于将二甲醚转化为烯烃的至少两个串联连接的催化剂阶段(60a～60f)的反应器(60)，其特征在于至少一个供料管道(51a～51f,71)通向至少一个催化剂阶段(60a)以混合二甲醚、再循环气体和/或蒸汽；管道(72b～72f)通向与第一阶段(60a)连接的至少一个下游催化剂阶段(60b～60f)以送入再循环气体；再循环气体均含有烯烃、链烷烃和芳烃；和提供至少一个控制或调解装置(63,64)以根据所用的二甲醚提供再循环气体给料。
12.根据权利要求11的装置，其特征在于涉及控制装置(63,64)以便测量各个催化剂阶段(60a～60f)的进入物流和/或各个催化剂阶段(60a～60f)的排出物流的温度并用作控制数量。
13.根据权利要求10或11的任一项的装置，其特征在于再循环气体的供料管道(71、72b～72f、83)与处理烯烃的纯化装置(70)相连接或者与用于甲醇清洗剂的再生的蒸馏装置(80)相连接。
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