CN103908931A - 一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置及使用方法 - Google Patents

Abstract

一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置及使用方法，该装置包括气体入口、气体出口、气体分布器以及催化剂回收系统，还包括横向多孔分布板、换热管、外溢流管、外溢流管脱气管、催化剂入口、催化剂出口、内构件；采用横向多孔分布板将催化剂床层分成多个催化剂密相区，利用溢流管稳定流化床操作，使反应原料完全转化；通过催化剂的进出和反应器中设置的换热管控制温度，使反应器的下部催化剂密相区温度低，主要完成烯烃转化；上部催化剂密相区温度高，主要完成转化烷烃；实现液化气中的烯烃和烷烃的分步、分区域转化；本发明具有液化气转化效率高，芳烃收率高，积碳量少，干气生成量低的特点，且温度控制方便，适于大型化的液化气芳构化过程。

Description

一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置及使用方法

技术领域

本发明涉及芳烃的制备技术领域，特别涉及一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置及使用方法。

背景技术

芳烃是重要的基础化学品之一，主要通过石油化工加工获得。随着石油资源日益短缺，芳烃的供应呈紧张趋势，价格高居不下。目前，一些研究者也发展了甲醇、甲醇、甲烷和液化气等芳构化技术，是对石油加工路线制备芳烃方法的有效补充，且其芳烃产品的品质高，不含硫、氮，将在未来的芳烃加工工业中占据越来越重要地位。

液化气组分来源广泛，是新型芳烃加工的原料的重要来源。但是，目前的液化气芳构化技术主要转化液化气中的烯烃组分，无法转化液化气中的丙烷和丁烷等组分。虽然也有一些技术能够将液化气产品中的烷烃转化为芳烃，但转化反应温度高达到580℃以上，此时液化气中烯烃芳构化过程的积碳生成量大幅度增加，并且产品中干气量也会增加，导致芳构收率和选择性下降。另一方面，由于单段流化床反应器中气固返混严重，液化气中烷烃转化的过程推动动力不高，使得转化率和芳烃收率难以提高，过程循环量大，需要通过反应器的设计以抑制过程的返混，提高芳烃收率，同时强化传热提供反应器的热量来源。

发明内容

为了解决现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置及使用方法，通过在流化床反应器中设置横向分布板将催化剂床层分成多个催化剂装填段，并通过催化剂的逆流接触及换热管实现液化气中的烷烃和烯烃的分温分区反应，达到液化气转化效率高，芳烃收率高，积碳量少，干气生成量低的效果，同时能够提高流化床反应器的供热能力，利于实现大型工业生产。

为了达到上述目的，本发明的技术方案为：

一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，包括反应器壳体1，设置在反应器壳体1底部的气体入口2和失活催化剂出口8，设置在反应器壳体1顶部的气体出口11和催化剂加入口7，设置在反应器壳体1内、气体入口2上方的气体分布器3，设置在反应器壳体1内的催化剂回收系统9，所述催化剂回收系统9的顶部和气体出口11连通，下部与催化剂底部的密相床层接触，还包括设置在反应器壳体1内和其相连的一个或多个横向多孔分布板4，横向多孔分布板4将密相床层分割为多个催化剂密相区5，气体分布器3的上方为第一催化剂密相区，在每个催化剂密相区内均设置有换热管10以及与反应器壳体1连接的内构件13，内构件13用于破碎气泡，每个催化剂密相区均连通有外溢流管6，每个外溢流管6的顶部均与和催化剂稀相区连通的外溢流管脱气管12连通，底部与催化剂底部的密相床层即第一催化剂密相区连通。

所述密相床层被横向多孔分布板4分为2～4个催化剂密相区，第一催化剂密相区和第二催化剂密相区之间为第一横向多孔分布板，相邻两个横向多孔分布板4之间的安装距离为反应器壳体1直径的0.5～3倍，所述气体分布器3与第一横向多孔分布板之间的安装距离为反应器壳体1直径的5～10倍。

所述第一催化剂密相区和第二催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率是第二催化剂密相区和第三催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率的70～100%，是第三催化剂密相区和第四催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率的50～100%。

所述每个催化剂密相区和外溢流管6的连通位置距离相应的横向多孔分布板4的距离为反应器壳体1直径的0.2～3倍，外溢流管6底部与催化剂底部的密相床层即第一催化剂密相区连通位置距离气体分布器3的距离为反应器壳体1直径的0.05～0.7倍；在含有3个或4个催化剂密相区流化床反应装置中，上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1-1.2倍。

所述气体分布器3结构为管式、多孔板式或锥帽式。

上述所述的液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置的使用方法，包括如下步骤：

步骤1：采用惰性气体流化，从气体入口2通入惰性气体，再通过催化剂加入口7装入催化剂，热催化剂从催化剂加入口7进入上部床层，从底部失活催化剂出口8流出，同时通过在换热管10中通入冷却介质，维持不同床层位置的反应温度；或通过换热管10通入换热介质，使反应器内部不同催化剂密相区的温度为底部低，顶部高，并且达到反应温度；所述进口热催化剂床层温度为580-700℃；所述冷却介质为饱和水；所述换热介质为氮气、烟气或干气，温度为700-900℃；

步骤2：通过气体入口2通入原料液化气气体，采用逆流变温控制方式，使烯烃主要在底部密相区发生反应，烷烃主要在顶部密相区发生反应，并得到气体产品；

步骤3：分离气体产品和催化剂，并回收催化剂；

步骤4：进行催化剂再生；

步骤5：循环上述过程。

步骤1在装入催化剂的同时，由气体入口2经气体分布器3通入300～600℃氮气或水蒸气。

步骤2所述原料液化气气体是丙烯、丙烷、丁烯、丁烷中一种或多种混合物，为多种混合物时，以任意比混合。

步骤2所述发生反应的反应压力为0.1-1.0MPa，反应器中的表观气速为0.1-0.8m/s。

步骤2所述逆流变温控制方式，为从气体入口2到气体出口11，温度沿流化床轴向递增，具体如下：

（1）在含有2个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一催化剂密相区的温度为380-520℃；第二催化剂密相区的温度为480-620℃；

（2）在含有3个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一催化剂密相区的温度为380-480℃；第二催化剂密相区的温度为450-550℃；第三段催化剂的密相区的温度为520-620℃；

（3）在含有4个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一段催化剂密相区的温度为380-480℃；第二段催化剂密相区的温度为430-530℃；第三段催化剂的密相区的温度为480-580℃；第四段催化剂的密相区的温度为530-620℃。

和现有技术相比较，本发明的优点如下：

1、设置横向分布板和换热管，使本发明装置能够独立控制各个床层的反应温度，增加了反应过程的独立性与操作弹性，使得烯烃在反应器的下部完成转化，烷烃在反应器上部床层完成转化，降低焦炭和干气收率，提高芳烃收率。

2、烷烃的芳构化反应吸热且反应温度高，烷烃芳构化反应反生在上部催化剂床层，通过有效利用来自反应器上部热催化剂或换热介质带来的热量，烯烃芳构化反应放热能够在催化剂温度较低的情况下维持床层温度，过程能量利用率高。

3、采用加热管和内构件，比表面积大，又能破碎气泡，增加气固接触与转化效果，同时能够增强气固传热效果。

4、与单段流化床装置相比，本发明中多段流化床装置可以抑制流化床中的气固返混，使，液化气的转化率提高3-5%，反应器出口芳烃的收率提高5-8%，并且能够使循环转化的物料变少，分离能耗降低10%以上。

附图说明

图1为双段流化床示意图。

图2为三段流化床示意图。

图3为四段流化床示意图。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施方式对本发明做进一步详细的说明：

实施例1：

如图1所示两段流化床装置，外溢流管6上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板4间距离是装置直径的0.2倍。外溢流管下部进口位置在第一催化剂密相区5内。将催化剂从催化剂入口分别通入催化剂床层，第二催化剂密相区5a的催化剂入口位置比装置外侧外溢流管上部出口高0.4m。

由气体入口2经气体分布器3通入300℃氮气的同时，将流态化型催化剂从催化剂加入口7装入装置，来自反应器的催化剂温度为580℃，向第一催化剂密相区5的加热管10和第二催化剂密相区5a的加热管10a中通入饱和水200℃，通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二催化剂密相区内温度分别为450℃、550℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为2：3：1：2，其中控制进入气体入口液化气的重量空速为0.25h^-1，反应压力为0.4MPa，气速为0.5m/s。原料气体经过两个催化剂床层后，其转化率为62%，单程芳烃选择性烃基为50%,再经催化剂回收系统9分离后,从装置流出得到气体产品。将失活催化剂由失活催化剂出口8连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂加入口7连续返回流化床装置。控制第一、第二催化剂密相区的催化剂各占催化剂总质量的50%。图1中13为第一催化剂密相区5的内构件，13a为第二催化剂密相区5a的内构件。

实施例2：

如图1所示两段流化床装置，外溢流管6上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板4间距离是装置直径的0.2倍。外溢流管下部进口位置在第一催化剂密相区5内。将催化剂从催化剂入口分别通入两个催化剂密相区中，第二层催化剂床层催化剂入口位置比装置外侧外溢流管上部出口高0.4m。

由气体入口2经气体分布器3通入300℃空气，将流态化型催化剂从催化剂加入口7装入装置，从气体入口2经气体分布器3通入氮气进行置换，当气体出口11气体中氧气体积分数小于0.5%时，来自反应器的催化剂温度为700℃，向第一催化剂密相区5的加热管10和第二催化剂密相区5a的加热管10a中通入饱和水180℃，通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二催化剂密相区温度分别为380℃、500℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为1：2：1：2。控制进入气体入口液化气的的重量空速为0.25h-1，反应压力为0.1MPa，气速为0.8m/s。原料气体经过两个催化剂床层后，其转化率为62%，单程芳烃选择性烃基为50%。将失活催化剂由失活催化剂出口9连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口8连续返回流化床装置。第一、第二催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的70%和30%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例3：

如图1所示两段流化床装置，外溢流管6上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板4间距离是装置直径的1倍。外溢流管下部进口位置在第一催化剂密相区5内。将催化剂从催化剂入口分别通入两个催化剂密相区中，第二层催化剂密相区催化剂入口8位置比装置外侧外溢流管5上部出口高1.5m。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统9附近。

由气体入口2经气体分布器3通入300℃空气的同时，将催化剂加热至300℃后，向换热管通入700℃高温氮气，控制第一、第二催化剂床层温度分别为450℃、620℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为2：2：0：0。其中控制进入气体入口液化气的的重量空速为0.25h-1，反应压力为1.0MPa，气速为0.1m/s。原料气体经过两个催化剂床层后，其转化率为62%，单程芳烃选择性烃基为50%。将失活催化剂由失活催化剂出口8连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂加入口7连续返回流化床装置。第一、第二催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的80%和20%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例4：

如图1所示两段流化床装置，外溢流管6上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板4间距离是装置直径的1倍。外溢流管下部进口位置在第一催化剂密相区5内。将催化剂从催化剂入口分别通入两个催化剂密相区中。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统9附近。

由气体入口2经气体分布器3通入300℃空气的同时，将催化剂加热至300℃后，向上段换热管10a通入700℃高温氮气，下段换热管10中通入200℃饱和水，通过控制再生烟气量和饱和水的循环量，控制第一、第二催化剂床层温度分别为450℃、620℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为2：2：0：0。其中控制进入气体入口液化气的的重量空速为0.25h-1，反应压力为1.0MPa，气速为0.1m/s。原料气体经过两个催化剂床层后，其转化率为62%，单程芳烃选择性烃基为50%。将失活催化剂由失活催化剂出口8连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口8连续返回流化床装置。第一、第二催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的80%和20%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例5：

如图2所示三段流化床装置，第一与第二催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率是第二与第三催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率的0.8倍。外溢流管上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板间距离是装置直径的0.3倍。外溢流管下部进口的位置在第一催化剂密相区内。将催化剂从催化剂入口通入三个催化剂密相区中。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统9附近。外溢流管上部横截面积是其下部横截面积的1.3倍。

由气体入口2经气体分布器3通入600℃氮气的同时，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置，将催化剂加热至300℃后，向换热管通入900℃高温烟气，通过控制再生烟气量，控制第一、第二、第三催化剂床层的温度分别为380℃、450℃、520℃。，通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0.5：3：0.5：2。控制气体入口液化气的重量空速为3h^-1，反应压力为1MPa，气速0.2m/s。原料气体经过三个催化剂床层后，其转化率为66%，单程芳烃选择性烃基为50%。将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的50%、40%、10%。重复上述过程，使过程连续进行。

图2中：4第一横向多孔分布板，4a为第二横向多孔分布板，5为第一催化剂密相区，5a为第二催化剂密相区，5b为第三催化剂密相区，6为和第一催化剂密相区连通的外溢流管，6a为和第二催化剂密相区连通的外溢流管，10为第一催化剂密相区内的换热管，10a为第二催化剂密相区内的换热管，10b为第三催化剂密相区内的换热管，13为第一催化剂密相区的内构件，13a为第二催化剂密相区的内构件，13b为第三催化剂密相区的内构件。

实施例6：

如图2所示三段流化床装置，第一与第二催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率是第二与第三催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率的0.9倍。外溢流管上部出口位置与其相邻下方横向多孔分布板间距离是装置直径的0.5倍。外溢流管下部进口的位置在第一催化剂床层内。将催化剂从催化剂入口通入三个催化剂密相区中。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统9附近。外溢流管上部横截面积是其下部横截面积的1.3倍。

由气体入口2经气体分布器3通入600℃氮气的同时，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置，将催化剂加热至300℃后，来自反应器的催化剂温度为650℃后，向加热管通入200℃饱和水。通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三催化剂床层的温度分别为480℃、550℃、620℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0.5：5：0.5：2：0.2：0.2：0：0。控制气体入口液化气的重量空速为0.5h^-1，反应压力为0.1MPa，气速0.8m/s。原料气体经过三个催化剂床层后，其转化率为66%，单程芳烃选择性烃基为50%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。

将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的40%、40%、20%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例7：

如图2所示三段流化床装置，第一与第二催化剂密相区间分布板开孔率是第二与第三催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率的0.9倍。外溢流管上部出口位置与其相邻下方分布板间距离是装置直径的0.3倍。外溢流管下部进口的位置在第一催化剂密相区内。将催化剂从催化剂入口通入三个催化剂密相区中。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统9附近。外溢流管上部横截面积是其下部横截面积的1.3倍。

由气体入口2经气体分布器3通入600℃氮气的同时，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置，将催化剂加热至300℃后，向二段和三段床层中的换热管通入900℃高温烟气，一段床层中的换热管通入200℃饱和水，通过控制再生烟气量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三催化剂密相区的温度分别为380℃、450℃、520℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0.5：3：0.5：2。控制气体入口液化气的重量空速为3h^-1，反应压力为1MPa，气速0.2m/s。原料气体经过三个催化剂密相区后，其转化率为66%，单程芳烃选择性烃基为50%。将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三催化剂密相区的催化剂质量各占催化剂总质量的50%、40%、10%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例8：

如图2所示三段流化床装置，第一与第二催化剂密相区间横向多孔分布板的开孔率是第二与第三催化剂密相区间横向多孔分布板的开孔率的1倍。外溢流管上部出口的位置与其下方横向多孔分布板间距离是装置直径的1.3倍。从外溢流管上部出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至装置内催化剂回收系统附近。外溢流管上部横截面积是其下部横截面积的1.5倍。外溢流管下部进口的位置在第一催化剂床层内。将催化剂从催化剂入口分别通入三个催化剂密相区中。

由气体入口2经气体分布器3通入600℃氮气的同时，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置，将催化剂加热至300℃后，来自反应器的催化剂温度为600℃后，向加热管通入150℃饱和水。通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三催化剂密相区的温度分别为430℃、500℃、580℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0：0：0.5：5。控制气体入口液化气的重量空速为3h-1，反应压力为0.5MPa，气速0.5m/s。原料气体经过三个催化剂密相区后，其转化率为66%，单程芳烃选择性烃基为50%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。

将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三催化剂密相区的催化剂质量分别占催化剂总质量的70%、20%、10%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例9：

如图3所示四段流化床装置，第一与第二催化剂密相区间横向多孔分布板的开孔率是第二与第三催化剂密相区间横向多孔分布板的开孔率的1倍，是第三与第四催化剂密相区间横向多孔分布板开孔率的2倍。外溢流管上部出口的位置与其相邻下方分布板间距离是装置直径的0.2倍。从外溢流管上端出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至流化床顶部催化剂回收系统附近，进入流化床内部。上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1.5倍。外溢流管下端进口的位置在第一催化剂密相区内。将催化剂从催化剂入口分别通入三个催化剂密相区中。

由气体入口经气体分布器通入600℃空气，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置。将催化剂加热至300℃，向加热管通入800℃干气，通过控制干气的量，控制第一、第二、第三、第四催化剂密相区的温度分别为380℃，430℃、480℃、530℃。从气体入口经气体分布器通入氮气进行置换，当气体出口的气体中氧气体积分数小于0.5%时，通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为1：5：0.5：5：0.2：0.2：0：0。控制气体入口液化气的重量空速为1h-1，反应压力为0.5MPa，气速0.4m/s。

原料气体经过四个催化剂密相区后，其转化率为75%，单程芳烃选择性烃基为55%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三、第四催化剂密相区的催化剂质量分别占催化剂总质量的30%、10%、50%，10%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例10：

如图3所示四段流化床装置，第一与第二催化剂床层间分布板的开孔率是第二与第三催化剂床层间分布板的开孔率的1倍，是第三与第四催化剂床层间分布板开孔率的2倍。外溢流管上部出口的位置与其相邻下方分布板间距离是装置直径的0.2倍。从外溢流管上端出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至流化床顶部催化剂回收系统附近，进入流化床内部。上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1.5倍。外溢流管下端进口的位置在第一催化剂床层内。将催化剂从催化剂入口分别通入三个催化剂床层中。

由气体入口经气体分布器通入450℃空气，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置。将催化剂加热至300℃后，来自反应器的催化剂温度为650℃后，向加热管通入200℃饱和水。通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三、第四催化剂床层的温度分别为480℃，530℃、580℃、620℃。从气体入口经气体分布器通入氮气进行置换，当气体出口的气体中氧气体积分数小于0.5%时，通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为2：5：1：5控制气体入口液化气的重量空速为1h-1，反应压力为0.5MPa，气速0.4m/s。

原料气体经过四个催化剂床层后，其转化率为75%，单程芳烃选择性烃基为55%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。

将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三、第四催化剂床层占催化剂总质量的50%、30%、10%，10%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例11：

如图3所示四段流化床装置，第一与第二催化剂床层间分布板的开孔率是第二与第三催化剂床层间分布板的开孔率的0.9倍，是第三与第四催化剂床层间分布板的开孔率的1.4倍。外溢流管上部出口的位置与其相邻下方分布板间距离是反应器直径的2倍。从外溢流管上端出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至流化床顶部催化剂回收系统附近，进入流化床内部。上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1.3倍。外溢流管下端进口的位置在第一催化剂床层内。将催化剂从催化剂入口分别通入三个催化剂床层中。

由气体入口经气体分布器通入450℃氮气，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置。将催化剂加热至300℃后，来自反应器的催化剂温度为650℃后，向加热管通入200℃饱和水。通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三、第四催化剂床层的温度分别为450℃，500℃、550℃、600℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0：5：1：5，控制气体入口液化气的重量空速为1h-1，反应压力为1.0MPa，气速0.2m/s。

原料气体经过四个催化剂床层后，其转化率为70%，单程芳烃选择性烃基为55%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。

将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三、第四催化剂床层的催化剂分别占催化剂总质量的30%、30%、30%，10%。重复上述过程，使过程连续进行。

实施例12：

如图3所示四段流化床装置，第一与第二催化剂床层间分布板的开孔率是第二与第三催化剂床层间分布板的开孔率的1.0倍，是第三与第四催化剂床层间分布板的开孔率的1.4倍。外溢流管上部出口的位置与其相邻下方分布板间距离是反应器直径的2倍。从外溢流管上端出口进入的催化剂中所含气体经过管线引至流化床顶部催化剂回收系统附近，进入流化床内部。上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1.3倍。外溢流管下端进口的位置在第一催化剂床层内。将催化剂从催化剂入口分别通入三个催化剂床层中。

由气体入口经气体分布器通入450℃氮气，将流态化型催化剂从催化剂入口装入装置，来自反应器的催化剂温度为650℃后，向加热管通入200℃饱和水。，通过控制催化剂循环量和饱和水的循环量，控制第一、第二、第三、第四催化剂床层的温度分别为450℃，500℃、550℃、600℃。通入原料液化气，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩尔比为0：5：1：5：0.2：0.2：0：0。，控制气体入口液化气的重量空速为1h-1，反应压力为1.0MPa，气速0.2m/s。

原料气体经过四个催化剂床层后，其转化率为70%，单程芳烃选择性烃基为55%，再经催化剂回收系统分离后,从装置流出得到气体产品。

将失活催化剂由失活催化剂出口连续移出进行再生，再生后的催化剂经催化剂入口连续返回装置。第一、第二、第三、第四催化剂床层的催化剂质量分别占催化剂总质量的30%、30%、30%，10%。重复上述过程，使过程连续进行。

Claims (10)

1.一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，包括反应器壳体（1），设置在反应器壳体（1）底部的气体入口（2）和失活催化剂出口（8），设置在反应器壳体（1）顶部的气体出口（11）和催化剂加入口（7），设置在反应器壳体（1）内、气体入口（2）上方的气体分布器（3），设置在反应器壳体（1）内的催化剂回收系统（9），所述催化剂回收系统（9）的顶部和气体出口（11）连通，下部与催化剂底部的密相床层接触，其特征在于：还包括设置在反应器壳体（1）内和其相连的一个或多个横向多孔分布板（4），横向多孔分布板（4）将密相床层分割为多个催化剂密相区（5），气体分布器（3）的上方为第一催化剂密相区，在每个催化剂密相区内均设置有换热管（10）以及与反应器壳体（1）连接的内构件（13），内构件（13）用于破碎气泡，每个催化剂密相区均连通有外溢流管（6），每个外溢流管（6）的顶部均与和催化剂稀相区连通的外溢流管脱气管（12）连通，底部与催化剂底部的密相床层即第一催化剂密相区连通。

2.根据权利要求1所述的一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，其特征在于：所述密相床层被横向多孔分布板（4）分为2～4个催化剂密相区，第一催化剂密相区和第二催化剂密相区之间为第一横向多孔分布板，相邻两个横向多孔分布板（4）之间的安装距离为反应器壳体（1）直径的0.5～3倍，所述气体分布器（3）与第一横向多孔分布板之间的安装距离为反应器壳体（1）直径的5～10倍。

3.根据权利要求1所述的一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，其特征在于：所述第一催化剂密相区和第二催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率是第二催化剂密相区和第三催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率的70～100%，是第三催化剂密相区和第四催化剂密相区之间的横向多孔分布板的开孔率的50～100%。

4.根据权利要求1所述的一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，其特征在于：所述每个催化剂密相区和外溢流管（6）的连通位置距离相应的横向多孔分布板（4）的距离为反应器壳体（1）直径的0.2～3倍，外溢流管（6）底部与催化剂底部的密相床层即第一催化剂密相区连通位置距离气体分布器（3）的距离为反应器壳体（1）直径的0.05～0.7倍；在含有3个或4个催化剂密相区流化床反应装置中，上段的外溢流管的横截面积是相邻下段外溢流管横截面积的1-1.2倍。

5.根据权利要求1所述的一种液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置，其特征在于：所述气体分布器（3）结构为管式、多孔板式或锥帽式。

6.权利要求1至5任一项所述的液化气芳构化制备芳烃的流化床反应装置的使用方法，其特征在于：包括如下步骤：

步骤1：采用惰性气体流化，从气体入口（2）通入惰性气体，再通过催化剂加入口（7）装入催化剂，热催化剂从催化剂加入口（7）进入上部床层，从底部失活催化剂出口（8）流出，同时通过在换热管（10）中通入冷却介质，维持不同床层位置的反应温度；或通过换热管（10）通入换热介质，使反应器内部不同催化剂密相区的温度为底部低，顶部高，并且达到反应温度；所述进口热催化剂床层温度为580-700℃；所述冷却介质为饱和水，所述换热介质为氮气、烟气或干气，温度为700-900℃。

步骤2：通过气体入口（2）通入原料液化气气体，采用逆流变温控制方式，使烯烃主要在底部密相区发生反应，烷烃主要在顶部密相区发生反应，并得到气体产品；

步骤3：分离气体产品和催化剂，并回收催化剂；

步骤4：进行催化剂再生；

步骤5：循环上述过程。

7.根据权利要求6所述的使用方法，其特征在于：步骤1在装入催化剂的同时，由气体入口（2）经气体分布器（3）通入300～600℃氮气或水蒸气。

8.根据权利要求6所述的使用方法，其特征在于：步骤2所述原料液化气气体是丙烯、丙烷、丁烯、丁烷中一种或多种混合物，为多种混合物时，以任意比混合。

9.根据权利要求6所述的使用方法，其特征在于：步骤2所述发生反应的反应压力为0.1-1.0MPa，反应器中的表观气速为0.1-0.8m/s。

10.根据权利要求6所述的使用方法，其特征在于：步骤2所述逆流变温控制方式，为从气体入口（2）到气体出口（11），温度沿流化床轴向递增，具体如下：

（1）在含有2个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一催化剂密相区的温度为380-520℃；第二催化剂密相区的温度为480-620℃；

（2）在含有3个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一催化剂密相区的温度为380-480℃；第二催化剂密相区的温度为450-550℃；第三段催化剂的密相区的温度为520-620℃；

（3）在含有4个催化剂密相区流化床反应装置中，靠近流化床反应装置底部的第一段催化剂密相区的温度为380-480℃；第二段催化剂密相区的温度为430-530℃；第三段催化剂的密相区的温度为480-580℃；第四段催化剂的密相区的温度为530-620℃。