CN105018129B - 一种流化床甲醇制汽油的装置与方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了煤化工与石油化工领域的一种流化床甲醇制汽油的装置与方法，以解决现有技术所存在的甲醇转化为汽油的转化率较低等问题。本发明装置的反应器(26)为管式反应器，其内设有人字形挡板(23)。反应器的上方设有沉降器(16)，再生器(2)的下部与沉降器之间设有再生催化剂输送管(25)，再生催化剂输送管上设有冷却器(27)。反应器的外部设有取热循环管(15)，取热循环管上设有取热器(14)。反应器的底部与取热循环管的下部之间设有循环斜管，与待生斜管的入口之间设有待生立管；待生斜管的出口连接于待生催化剂输送管(6)的下部。本发明公开了使用本发明装置进行流化床甲醇制汽油的方法。

Description

一种流化床甲醇制汽油的装置与方法

技术领域

本发明属于煤化工与石油化工领域，涉及一种流化床甲醇制汽油的装置与方法。

背景技术

随着世界石油资源的日益匮乏和甲醇生产成本的降低，甲醇作为新的石油化工原料来源已经成为一种趋势，甲醇制汽油(MTG)项目因此备受关注。采用甲醇制汽油技术生产汽油，既能缓解国内油品短缺、又可解决甲醇产能过剩的问题。甲醇制汽油技术有两种基本形式：固定床和流化床。固定床甲醇制汽油技术的优点是转化率高、技术成熟；缺点是工艺过程和设备复杂、能耗高、投资高，规模受到限制。上世纪80年代，Mobil公司在德国进行了流化床甲醇制汽油工艺的技术开发和中型试验装置的建设，试验结果表明汽油收率相对较高。采用流化床甲醇制汽油技术不仅能高效发挥甲醇制汽油的规模化优势，更能体现出微米级球体催化剂的技术优势。

《广州化工》杂志2013年第7期发表的“甲醇制汽油催化剂GSK-10在国内某企业的应用实践”一文，介绍了固定床甲醇制汽油的反应条件。由于甲醇合成汽油的反应属于强放热反应，在反应器中尽量采用高操作压力(0.2～1.8MPa)、低反应温度(320～430℃)和低催化剂再生温度(450～550℃)。到目前为止，无论是固定床技术还是流化床技术都遵守这一规律。

中国专利CN202962437U公开了一种流化床反应再生装置，可用于甲醇制汽油。所述装置主要包括反应器、再生器、待生催化剂输送管、再生汽提段、待生汽提段等；催化剂与甲醇原料在反应器内逆流接触进行反应。该专利存在的主要问题是：(1)再生器设置外取热器不合理。因为甲醇制汽油采用的催化剂再生温度一般为450～550℃，而进入反应器的再生催化剂温度要求不大于350℃，所设的外取热器无法兼顾这两个温度。当外取热器将再生温度控制在450～550℃、满足烧焦要求时，则进入反应器的再生催化剂温度过高(再生汽提段对降低高温再生催化剂温度的作用很有限)；当外取热器将再生温度控制在350℃以下、满足进入反应器的再生催化剂的温度要求时，则再生器无法完成烧焦工作。如果再生器不设置外取热器，则再生温度无法控制，进入反应器的再生催化剂温度将会过高。另外，反应器内取热管在取热时，容易造成反应器内催化剂床层的温度分布不均匀。(2)在甲醇制汽油的反应过程中，会同时产生大量的水，因此待生汽提段(一般是采用水蒸汽汽提)属于多余设备，汽提操作也是多余的，增加了装置投资和操作成本。(3)在反应器处于大直径、低线速(例如0.2m/s左右)的条件下，甲醇原料容易在催化剂床层中产生沟流或产生边壁效应，使甲醇原料与催化剂接触不均匀，导致甲醇转化为汽油的转化率下降。因此，利用上述专利所述的装置难以顺利地实现甲醇制汽油的反应并提高汽油收率。CN101775310A公开的应用流化床工艺甲醇生产汽油的方法，在流化床反应器内甲醇原料与催化剂同向上行接触反应。存在的问题是：大粒径催化剂(指粒径高于平均粒径的催化剂)、高密度催化剂(高密度催化剂的含碳量高、活性低)会在流化床反应器内滑落或滞留，这将降低甲醇转化为汽油的转化率。现有的流化床甲醇制汽油技术，甲醇转化为汽油的转化率一般为60w％左右(本发明以w％表示重量百分数)。

发明内容

本发明的目的是提供一种流化床甲醇制汽油的装置与方法，以解决现有流化床甲醇制汽油的技术所存在的甲醇转化为汽油的转化率较低等问题。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种流化床甲醇制汽油的装置，设有反应器、再生器、待生催化剂输送管、待生斜管，反应器的下部设有进料分布器，再生器与待生催化剂输送管同轴设置，再生器内设有再生器旋风分离器，再生器的顶部设有再生器集气室、再生器气体出口管，待生斜管的出口连接于待生催化剂输送管的下部，其特征在于：反应器为管式反应器，顶部为开口，反应器内在进料分布器上方的区段设有人字形挡板，反应器的上方设有沉降器，沉降器内设有沉降器旋风分离器，沉降器的顶部设有沉降器集气室、沉降器气体出口管，再生器的下部与沉降器之间设有再生催化剂输送管，再生催化剂输送管上设有冷却器，反应器的外部设有取热循环管，取热循环管上设有取热器，取热循环管的底部设有取热循环管提升气体分布器，出口位于沉降器内，反应器的底部与取热循环管的下部之间设有循环斜管，与待生斜管的入口之间设有待生立管。

采用上述装置进行流化床甲醇制汽油的方法，其特征在于：沉降器内密相催化剂床层中的催化剂从反应器的顶部进入反应器并向下流动，甲醇原料经进料分布器进入反应器并向上流动，与催化剂逆流接触进行甲醇制汽油反应，反应器内反应后生成的一部分待生催化剂经待生立管、待生斜管进入待生催化剂输送管的下部，在待生催化剂输送管内向上流动、进入再生器进行烧焦再生，再生催化剂进入再生催化剂输送管，经冷却器冷却后从再生催化剂输送管的出口进入沉降器并落入沉降器内的密相催化剂床层，反应器内反应后生成的另一部分待生催化剂经循环斜管进入取热循环管的下部，在取热循环管内在取热循环管提升气体的作用下向上流动，经取热器取热降温后从取热循环管的出口进入沉降器并落入沉降器内的密相催化剂床层，沉降器稀相段内的气体经沉降器旋风分离器进行气固分离，分离出的催化剂落入沉降器内的密相催化剂床层，分离出的气体进入分馏系统，分离成干气、轻烃、汽油以及水。

采用本发明，具有如下的有益效果：(1)本发明再生催化剂输送管上的冷却器、取热循环管上的取热器，可以分别对在再生催化剂输送管内流动的再生催化剂和在取热循环管内流动的待生催化剂进行冷却、降温，使温度较低的再生催化剂和待生催化剂落入沉降器内的密相催化剂床层、再进入反应器，满足反应器对反应温度的要求。因此，一方面再生器内的再生温度与进入反应器的催化剂温度可以分别独立控制，不存在无法兼顾这两个温度的问题；另一方面，还有利于对反应器操作条件的控制。此外，沉降器内密相催化剂床层中的催化剂混合后再进入反应器，有利于反应器内催化剂床层的温度分布均匀。(2)设置取热循环管及取热器，可以加大反应器中催化剂的内循环流量，使反应器内反应后生成的待生催化剂带出甲醇转化为汽油的反应所产生的热量，以保证反应器的底部温度能够处于本发明规定的范围内。(3)本发明对反应器内反应后生成的待生催化剂不设置汽提设备进行汽提操作，降低了装置投资和操作成本。(4)反应器为管式反应器，设有人字形挡板。在操作过程中，甲醇原料与催化剂在人字形挡板之间的空隙曲折流动，甲醇原料不容易在催化剂床层中产生沟流或产生边壁效应；甲醇原料与催化剂能够均匀地接触，使甲醇转化为汽油的转化率增加。(5)反应器在操作过程中，向上流动的甲醇原料与向下流动的催化剂逆流接触进行反应。由于催化剂是向下流动，大粒径催化剂、高密度催化剂不会在反应器内滑落或滞留，可以及时并快速地从反应器底部排出、一部分随待生催化剂进入再生器进行烧焦再生；如此便大大改善了反应器内催化剂的活性环境，有利于提高甲醇转化为汽油的转化率。本发明使用的管式反应器，能够很好地实现微米级球体催化剂以流态化方式与甲醇原料逆流接触，进行低空速、长反应时间的反应。

本发明的装置结构简单、能耗低、易操作，非常适合于甲醇制汽油的化学反应工程要求。本发明在进行甲醇制汽油的过程中，甲醇转化为汽油的转化率接近于目前工业化固定床甲醇制汽油的技术，可以达到80w％以上(甲醇转化为汽油的转化率，以甲醇中的碳、氢总重量为基准计)。本发明的装置属于流化床装置，适合大型化和规模化，使甲醇制汽油单套装置的经济效益大幅提高。

本发明主要用于以甲醇为原料制取汽油。本发明的装置还可用于以乙醇、天然气、石油液化气、轻汽油、凝析油、凝缩油等各种轻质烃类为原料制取汽油。

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。附图和具体实施方式并不限制本发明要求保护的范围。

附图说明

图1是本发明流化床甲醇制汽油装置的示意图。

具体实施方式

参见图1，本发明流化床甲醇制汽油的装置设有反应器26(流化床反应器)、再生器2、待生催化剂输送管6、待生斜管10。反应器26的下部设有进料分布器22。待生催化剂输送管6为垂直管，再生器2与待生催化剂输送管6同轴设置；待生催化剂输送管6的上部位于再生器2内，底部封闭并设有待生催化剂输送管提升气体分布器7。再生器2内设有再生器旋风分离器，再生器2的顶部设有再生器集气室1、再生器气体出口管32，底部设有再生器烧焦风分布器29。待生斜管10的出口连接于待生催化剂输送管6的下部。图1所示的再生器旋风分离器，包括串联安装的第一旋风分离器4和第二旋风分离器3、串联安装的第三旋风分离器30和第四旋风分离器31。待生催化剂输送管6的顶部出口与第一旋风分离器4的入口相连，第三旋风分离器30的入口与再生器2的稀相段相通，第二旋风分离器3和第四旋风分离器31的出气管均与再生器集气室1相连。

反应器26为管式反应器，顶部为开口；其壳体由横截面形状为圆形的垂直管和底部封头组成。反应器26内在进料分布器22上方的区段设有人字形挡板23。反应器26的上方设有沉降器16，两器同轴设置，反应器26的顶部开口与沉降器16的底部相连。再生器2与沉降器16高低并列设置。沉降器16内设有沉降器旋风分离器，沉降器16的顶部设有沉降器集气室19、沉降器气体出口管20，沉降器气体出口管20通入分馏系统(图略)。图1所示的沉降器旋风分离器，包括串联安装的第五旋风分离器17和第六旋风分离器18。第五旋风分离器17的入口与沉降器16的稀相段相通，第六旋风分离器18的出气管与沉降器集气室19相连。

再生器2的下部与沉降器16之间设有再生催化剂输送管25，再生催化剂输送管25上设有冷却器27、催化剂流量控制阀9。冷却器27一般为套管式冷却器或管壳式冷却器，所用的冷却介质一般为脱盐水或水蒸汽。催化剂流量控制阀9一般为塞阀或滑阀。再生催化剂输送管25的入口位于再生器2内密相催化剂床层界面33的下方，出口位于沉降器16内密相催化剂床层界面24的上方。

反应器26的外部设有取热循环管15，取热循环管15上设有取热器14。取热器14一般为套管式冷却器或管壳式冷却器，所用的冷却介质一般为脱盐水或水蒸汽。取热循环管15的底部封闭并设有取热循环管提升气体分布器13，出口12位于沉降器16内(位于沉降器16内密相催化剂床层界面24的上方)。图1所示的取热循环管15由垂直管和位于垂直上部的水平管组成，水平管伸入至沉降器16内，水平管的出口即取热循环管15的出口12。

反应器26的底部与取热循环管15的下部之间设有循环斜管11，循环斜管11上设有催化剂流量控制阀9(也可以不设)。反应器26的底部与待生斜管10的入口之间设有待生立管28，待生斜管10上设有催化剂流量控制阀9。

反应器26的下部可以只设置进料分布器22(图略)，还可以在进料分布器22的下方设置轻烃分布器21(如图1所示)。

图1所示流化床甲醇制汽油的装置，再生器2的壳体自上而下由再生器顶部封头、再生器圆筒形筒体和再生器倒置截头圆锥面形筒体组成；再生器圆筒形筒体的内直径一般为50～5000mm、高度a一般为1～20m，再生器倒置截头圆锥面形筒体的高度b一般为再生器圆筒形筒体内直径的1/3～2/3。反应器26的内直径(指垂直管)一般为30～3000mm、高度e一般为7～30m(高度e不计底部封头高度)。沉降器16的壳体自上而下由沉降器顶部封头、沉降器圆筒形筒体和沉降器倒置截头圆锥面形筒体组成；沉降器圆筒形筒体的内直径一般为50～6000mm、高度c一般为0.5～10m，沉降器倒置截头圆锥面形筒体的高度d一般为沉降器圆筒形筒体内直径的1/3～2/3。再生器2、沉降器16还可以采用其它常见的形式。

当反应器26在进料分布器22的下方设置轻烃分布器21时，进料分布器22与轻烃分布器21的间距f一般为50～2000mm。

本发明装置中，进料分布器22、轻烃分布器21、再生器烧焦风分布器29、待生催化剂输送管提升气体分布器7和取热循环管提升气体分布器13可使用流化床甲醇制汽油装置或石油加工流化催化裂化(FCC)装置所常用的树枝形气体分布器或环形管气体分布器。反应器26所设人字形挡板23的结构与设置方式，与石油加工FCC装置沉降器汽提段所设人字形挡板的结构与设置方式基本相同。

本发明装置中的待生催化剂输送管6、待生立管28、待生斜管10、再生催化剂输送管25、取热循环管15、循环斜管11等管道，横截面形状均为圆形。其中，待生催化剂输送管6的内直径一般为10～1000mm，再生催化剂输送管25的内直径一般为10～800mm，取热循环管15的内直径一般为20～1000mm，待生立管28、待生斜管10、循环斜管11的内直径一般均为20～800mm，待生立管28的高度一般为0.5～5m。待生立管28的内直径和高度，按除去不平整的顶部和底部后剩余的圆柱管计算。各管道具体的内直径，根据管内催化剂、气体等物料的具体流量计算确定。各管道的长度或高度，主要按反应器26、再生器2、沉降器16的结构尺寸和设置以及与其它管道的连接位置加以确定。

本发明装置用作工业生产装置时，反应器26、再生器2和沉降器16的壳体均由金属壳体和隔热耐磨衬里组成，待生催化剂输送管6、待生立管28、待生斜管10、再生催化剂输送管25、取热循环管15、循环斜管11等管道均由金属管和隔热耐磨衬里组成。其它构件(各旋风分离器、人字形挡板23等)由金属材料制造，与催化剂接触的表面也均设有隔热耐磨材料。本发明装置用作试验装置时，上述设备的壳体均由金属壳体和外保温层组成，各管道均由金属管和外保温层组成，旋风分离器、人字形挡板23等构件不设隔热耐磨材料。所述的金属的种类一般为碳钢或不锈钢。

下面结合图1所示装置(不同之处是反应器26未设置轻烃分布器21)说明采用本发明装置进行流化床甲醇制汽油的方法。沉降器16内密相催化剂床层中的催化剂从反应器26的顶部进入反应器26并向下流动；甲醇原料(工业级，进料温度一般为120～180℃)经进料分布器22进入反应器26并向上流动，与催化剂逆流接触进行甲醇制汽油反应。反应生成的气体(主要是油气和水蒸汽)由反应器26的顶部流出、经沉降器16内密相催化剂床层进入沉降器16的稀相段(沉降器16内密相催化剂床层界面24上方的区域)。在上述过程中，甲醇原料与催化剂在人字形挡板23之间的空隙曲折流动，能够均匀地接触。

反应器26内反应后生成的待生催化剂(含碳量一般为9w％～16w％)落入反应器26的底部。一部分待生催化剂经待生立管28、待生斜管10进入待生催化剂输送管6的下部，在经待生催化剂输送管提升气体分布器7通入待生催化剂输送管6底部的待生催化剂输送管提升气体8(压缩气体)的作用下在待生催化剂输送管6内向上流动，之后进入第一旋风分离器4、第二旋风分离器3进行气固分离；分离出的待生催化剂输送管提升气体8进入再生器集气室1，分离出的催化剂经第一旋风分离器4和第二旋风分离器3的料腿落入再生器2内的密相催化剂床层中。经再生器烧焦风分布器29向再生器2的底部通入再生器烧焦风5(压缩气体)，对再生器2内密相催化剂床层中的催化剂进行烧焦再生。烧焦再生生成的烟气向上进入再生器2的稀相段(再生器2内密相催化剂床层界面33上方的区域)，经第三旋风分离器30、第四旋风分离器31进行气固分离；分离出的烟气进入再生器集气室1，分离出的催化剂经第三旋风分离器30和第四旋风分离器31的料腿落入再生器2内的密相催化剂床层中。

进入再生器集气室1内的待生催化剂输送管提升气体8和烟气经再生器气体出口管32由再生器2排出。再生器2内密相催化剂床层中的再生催化剂(含碳量一般为0.5w％～8w％)进入再生催化剂输送管25，经冷却器27冷却后从再生催化剂输送管25的出口进入沉降器16并落入沉降器16内的密相催化剂床层。

反应器26底部的另一部分待生催化剂经循环斜管11进入取热循环管15的下部，在经取热循环管提升气体分布器13通入取热循环管15底部的取热循环管提升气体(压缩气体)的作用下在取热循环管15内向上流动，经取热器14取热降温后从取热循环管15的出口12进入沉降器16并落入沉降器16内的密相催化剂床层。取热循环管提升气体经取热循环管15的出口12进入沉降器16的稀相段。

沉降器16稀相段内的气体经第五旋风分离器17、第六旋风分离器18进行气固分离。分离出的催化剂经第五旋风分离器17和第六旋风分离器18的料腿落入沉降器16内的密相催化剂床层；分离出的气体进入沉降器集气室19，经沉降器气体出口管20进入分馏系统，分离成干气(碳1和碳2)、轻烃(碳3和碳4)、汽油(碳5～碳11)等组分以及水。

上述的操作过程连续循环进行。在上述的操作过程中，再生器2的再生温度(指再生器2内密相催化剂床层的平均温度)一般为450～550℃，顶部压力一般为0.2～2.0MPa(本发明提到的压力均为绝对压力)，再生时间一般为30～240min，再生器2稀相段的气体线速一般为0.3～0.7m/s。所述稀相段的气体线速，按进入再生器2稀相段的所有气体(对图1所示的装置来说是指烧焦再生生成的烟气)的总体积流量计算。再生器2的具体结构尺寸，主要根据烧焦量、再生器烧焦风量、再生器2稀相段的气体线速计算确定。

再生催化剂输送管25的出口温度一般为250～350℃，取热循环管15的出口温度一般为150～350℃。

沉降器16的顶部压力一般为0.2～2.0MPa，沉降器16内密相催化剂床层的平均温度一般为320～350℃，稀相段的气体线速一般为0.05～0.5m/s。沉降器16的具体结构尺寸，主要根据沉降器16稀相段的气体线速、催化剂沉降高度计算确定。

反应器26的顶部温度一般为320～350℃、底部温度一般为380～430℃、气体线速一般为0.1～0.7m/s、重时空速一般为1～5h^-1。反应器26的具体结构尺寸，主要根据甲醇原料处理量以及上述的操作条件计算确定。

待生催化剂输送管提升气体8、再生器烧焦风5均使用由氮气和空气配制成的气体，其氧气含量为0.2v％～5v％(在25℃、0.1MPa压力下测定；本发明以v％表示体积百分数)。采用所述的低含氧量再生器烧焦风5以及再生器2稀相段的气体线速，可以有效地控制再生温度(烧焦再生生成的烟气可以及时地带出烧焦再生产生的热量，再生器2不必设置外取热器对再生温度进行调节)，保证催化剂的稳步再生。待生催化剂输送管提升气体8还可以使用压缩空气。待生催化剂输送管6内待生催化剂输送管提升气体8的气体线速，一般为1～5m/s。

待生立管28内的待生催化剂可以形成料封，防止待生催化剂输送管提升气体8经待生斜管10、待生立管28流入反应器26内而造成危险。

本发明所用的催化剂，可以是现有的各种流化床甲醇制汽油微球催化剂，其平均粒径为80～90微米(筛分法测定)。经循环斜管11进入取热循环管15下部的反应器26内反应后生成的待生催化剂的重量流量，以有助于实现反应器26的顶部温度和底部温度为原则加以确定。

上述分馏系统分离出的碳3和碳4轻烃经压缩后有两种用途：(1)当反应器26在进料分布器22的下方设置轻烃分布器21时(如图1所示)，所述的轻烃经轻烃分布器21回流至反应器26，同甲醇原料一起参与反应、生成汽油，可以增加汽油产量。(2)单独或者是与水蒸汽混合后用作取热循环管提升气体(取热循环管提升气体还可以只使用水蒸汽)。所述的轻烃属于装置内气体，使用所述的轻烃可以减少分馏系统的气体分离负荷；并且所述的轻烃在取热循环管15内有一部分能够生成汽油，也可以增加汽油产量。上述(1)、(2)两项所述生成的汽油，均经沉降器16的稀相段、第五旋风分离器17和第六旋风分离器18、沉降器集气室19、沉降器气体出口管20进入分馏系统，由分馏系统分离出来。

反应器26是否加工所述的轻烃，对本发明各设备的操作条件基本上没有影响，但在计算确定反应器26的具体结构尺寸时应当考虑到这一点。

本发明所述沉降器16稀相段的气体线速，主要按由反应器26的顶部开口、取热循环管15的出口12进入沉降器16稀相段的各种气体的总体积流量计算。反应器26的气体线速，当反应器26不加工轻烃时，按经进料分布器22进入反应器26的甲醇原料的体积流量计算；当反应器26加工轻烃时，按经进料分布器22进入反应器26的甲醇原料与经轻烃分布器21进入反应器26的轻烃的总体积流量计算。反应器26的重时空速，当反应器26不加工轻烃时，按经进料分布器22进入反应器26的甲醇原料的重量流量计算；当反应器26加工轻烃时，按经进料分布器22进入反应器26的甲醇原料与经轻烃分布器21进入反应器26的轻烃的总重量流量计算。

煤化工与石油化工领域的技术人员，可以根据具体情况确定各设备的具体操作条件，并对各设备的操作过程进行控制。

Claims (8)

1.一种流化床甲醇制汽油的装置，设有反应器(26)、再生器(2)、待生催化剂输送管(6)、待生斜管(10)，反应器(26)的下部设有进料分布器(22)，再生器(2)与待生催化剂输送管(6)同轴设置，再生器(2)内设有再生器旋风分离器，再生器(2)的顶部设有再生器集气室(1)、再生器气体出口管(32)，待生斜管(10)的出口连接于待生催化剂输送管(6)的下部，其特征在于：反应器(26)为管式反应器，顶部为开口，反应器(26)内在进料分布器(22)上方的区段设有人字形挡板(23)，反应器(26)的上方设有沉降器(16)，沉降器(16)内设有沉降器旋风分离器，沉降器(16)的顶部设有沉降器集气室(19)、沉降器气体出口管(20)，再生器(2)的下部与沉降器(16)之间设有再生催化剂输送管(25)，再生催化剂输送管(25)上设有冷却器(27)，反应器(26)的外部设有取热循环管(15)，取热循环管(15)上设有取热器(14)，取热循环管(15)的底部设有取热循环管提升气体分布器(13)，出口(12)位于沉降器(16)内，反应器(26)的底部与取热循环管(15)的下部之间设有循环斜管(11)，与待生斜管(10)的入口之间设有待生立管(28)。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：反应器(26)在进料分布器(22)的下方设有轻烃分布器(21)。

3.根据权利要求1或2所述的装置，其特征在于：再生器(2)的壳体自上而下由再生器顶部封头、再生器圆筒形筒体和再生器倒置截头圆锥面形筒体组成，再生器圆筒形筒体的内直径为50～5000mm、高度a为1～20m，再生器倒置截头圆锥面形筒体的高度b为再生器圆筒形筒体内直径的1/3～2/3，反应器(26)的内直径为30～3000mm、高度e为7～30m，沉降器(16)的壳体自上而下由沉降器顶部封头、沉降器圆筒形筒体和沉降器倒置截头圆锥面形筒体组成，沉降器圆筒形筒体的内直径为50～6000mm、高度c为0.5～10m，沉降器倒置截头圆锥面形筒体的高度d为沉降器圆筒形筒体内直径的1/3～2/3。

4.根据权利要求2所述的装置，其特征在于：进料分布器(22)与轻烃分布器(21)的间距f为50～2000mm。

5.一种采用权利要求1所述装置进行流化床甲醇制汽油的方法，其特征在于：沉降器(16)内密相催化剂床层中的催化剂从反应器(26)的顶部进入反应器(26)并向下流动，甲醇原料经进料分布器(22)进入反应器(26)并向上流动，与催化剂逆流接触进行甲醇制汽油反应，反应器(26)内反应后生成的一部分待生催化剂经待生立管(28)、待生斜管(10)进入待生催化剂输送管(6)的下部，在待生催化剂输送管(6)内向上流动、进入再生器(2)进行烧焦再生，再生催化剂进入再生催化剂输送管(25)，经冷却器(27)冷却后从再生催化剂输送管(25)的出口进入沉降器(16)并落入沉降器(16)内的密相催化剂床层，反应器(26)内反应后生成的另一部分待生催化剂经循环斜管(11)进入取热循环管(15)的下部，在取热循环管(15)内在取热循环管提升气体的作用下向上流动，经取热器(14)取热降温后从取热循环管(15)的出口(12)进入沉降器(16)并落入沉降器(16)内的密相催化剂床层，沉降器(16)稀相段内的气体经沉降器旋风分离器进行气固分离，分离出的催化剂落入沉降器(16)内的密相催化剂床层，分离出的气体进入分馏系统，分离成干气、轻烃、汽油以及水。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：再生器(2)的再生温度为450～550℃，再生催化剂输送管(25)的出口温度为250～350℃，取热循环管(15)的出口温度为150～350℃，沉降器(16)的顶部压力为0.2～2.0MPa，反应器(26)的顶部温度为320～350℃、底部温度为380～430℃、气体线速为0.1～0.7m/s、重时空速为1～5h^-1。

7.根据权利要求5或6所述的方法，其特征在于：反应器(26)在进料分布器(22)的下方设有轻烃分布器(21)，分馏系统分离出的轻烃经轻烃分布器(21)回流至反应器(26)，同甲醇原料一起参与反应。

8.根据权利要求5或6所述的方法，其特征在于：取热循环管提升气体为分馏系统分离出的轻烃。