CN105498647B - 流化床反应器、反应设备和烯烃制备方法和芳烃制备方法 - Google Patents

流化床反应器、反应设备和烯烃制备方法和芳烃制备方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及流化床反应器、反应设备和烯烃制备方法和芳烃制备方法。该流化床反应器包括处于下方的入口区、处于上方的出口区，以及处于入口区和出口区之间的反应区。在反应区内设置有导流板，导流板包括处于中间区域的密通道区和设置在外周并围绕密通道区的疏通道区。在使用这种流化床反应器时，催化剂能在流化床反应器的反应区内均匀分布，由此提高了反应效率。

Description

流化床反应器、反应设备和烯烃制备方法和芳烃制备方法
相关申请的交叉引用
本申请要求享有于2014年10月14日提交的名称为“甲醇制烯烃多区耦合强化方法”的中国专利申请CN201410539938.0的优先权，该申请的全部内容通过引用并入本文中。
技术领域
本发明涉及化工领域，特别是一种流化床反应器。本发明还涉及包括这种用于流化床反应器的反应设备，以及制烯烃的方法以及制备芳烃的方法。
背景技术
在现代石油化工领域中，乙烯和丙烯是最为关键的两大基础原料。乙烯可用于制备聚乙烯、苯乙烯、醋酸乙烯、环氧乙烷、乙二醇等下游产品。丙烯可用于制备聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷、异丙醇等下游产品。乙烯、丙烯以及其下游产品均在工农业、交通、国防等领域有着广泛的应用。
近年来，乙烯与丙烯的需求持续走高，然而在石油资源日趋匮乏的情况下，非石油资源生产乙烯、丙烯的煤化工技术能够极大缓解我国石油供应紧张的局面，这对于促进我国重化工的发展具有重要的意义。这种煤化工技术是由煤制备含氧物，然后由含氧物制备烯烃。
当前，目前含氧物制烯烃的装置与催化裂化装置相似，均为连续反应-再生方式。在美国专利US166282中公布了一种氧化物转化为低碳烯烃的方法与反应器。该专利文件的技术方案使用了快速流化床反应器。气体在气速较低的反应区反应完成后，上升到内径急剧变小的快分区。采用粗旋进行初步分离出产物中夹带的催化剂。由于产物与催化剂分离快速，有效防止了二次反应的发生。该文献采用上行快速流化床作为反应器，其进料入口是传统型入口。
公开号为CN103121901A的中国专利申请记载了一种含氧化合物转化制低碳烯烃的方法。该方法采用一个催化剂混合器将待生催化剂与再生催化剂先进行预混合后再进入反应器，有针对性地解决了反应区催化剂混合不均匀、低碳烯烃收益低的问题。
公开号为CN101164685A的中国专利申请记载了一种用于含氧物或乙二醚催化反应的组合式快速流化床反应器，其中将沉降段的分离装置外置，这有效缩小了沉降器的空间，提高催化剂沉降速度，减小烯烃停留时间，还有效解决了乙烯及丙烯选择性低、收率低的技术问题。相对于传统的沉降器外置的快速流化床反应器，乙烯收率可提高大于4％，丙烯收率可提高大于3％。
在现有技术中，流化床反应器内的催化剂颗粒浓度分布并不均匀，而是呈顶部稀、底部浓并且中间稀、四周浓的分布特征，这严重影响反应效率。因此，急需在这一方面进行改进。
发明内容
针对上述问题，本发明提出了一种流化床反应器。在使用这种流化床反应器时，催化剂能在流化床反应器的反应区内均匀分布，由此提高了反应效率。本发明还涉及包括这种流化床反应器的反应设备，以及使用反应设备由含氧物制备烯烃的方法和由含氧物制备芳烃的方法。
根据本发明的第一方面，提出了一种流化床反应器，其包括处于下方的入口区、处于上方的出口区，以及处于入口区和出口区之间的反应区。在反应区内设导流板，导流板包括处于中间区域的密通道区和设置在外周并围绕密通道区的疏通道区。
根据本发明的流化床反应器，密通道区对物料朝向上方运动的阻碍作用较大，而疏通道区对物料朝向上方运动的阻碍作用较小。因此，特别是对于反应物料为气体时，在流化床反应器的反应区的中间部分的气体压降较大，而周围的气体压降较小。在流化床反应器内，在导流板的下方，处于流化床反应器的中间区域的气体会被迫流到周围区域，使得穿过疏通道区的气体的速度得以提高。这样，在导流板的上方，在流化床反应器的周向边缘区域的气流速度就会增大，存在于流化床反应器的周向边缘区域处的催化剂颗粒就会因此被吹起来。在流化床反应器的器壁的影响以及流化床反应器内的整体物料流动的影响下，被吹起来的催化剂颗粒会朝向流化床反应器的反应区的中间部分流动。由此，使得从流化床反应器的径向上看，催化剂颗粒在径向上分布较为均匀。反应效率也会由此而提高。
在一个实施例中，密通道区的通道的尺寸小于疏通道区的通道的尺寸。优选地，密通道区的通道的尺寸与疏通道区的通道的尺寸之比在1/4-2/3之间。更优选地，密通道区的通道的尺寸在0.01-0.08m之间。这是由于在流化床反应器中，单个气泡的尺寸会由于流化床反应器的直径不同而有所变化，但一般情况下不会大于0.12m。这使得流化床反应器内存在的反应物料的气泡和催化剂颗粒团聚体会被破碎。这就提高了反应物料与催化剂混合的均匀程度，扩大了反应物料与催化剂的接触面积，这有助于进一步提高反应效率。
在一个实施例中，密通道区和疏通道区均由具有均匀分布的孔的圆板、间隔分布的多个同心环形斜板，或间隔式平行设置的多个直板构成。这些类型的导流板可对气体流动起到引导作用，这有助于进一步提高催化剂的径向分布的均匀性。
在一个实施例中，密通道区为圆形，疏通道区为圆环形，并且密通道区的直径与疏通道区的宽度之比在2/1-9/1之间。这种结构的导流板使得其在流化床反应器内的安装更加方便。
在一个实施例中，导流板的数量为多个，并且沿着流化床反应器的轴向分布。多个导流板能够进一步提高催化剂颗粒在流化床反应器的在径向上的分布均匀性，而且有助于进一步破碎反应物料的气泡和催化剂颗粒团聚体。这有助于进一步提高反应效率。
在一个实施例中，在流化床反应器的出口区设置有提速气入口。优选地，提速气入口构造为从下方斜朝向上方延伸。这样，可经提速气体入口向流化床反应器的出口区的注入速度较高的气体，例如氮气、惰性气体或水蒸气。通过注入这些气体，可以使流化床反应器内的压力变得更加平衡。催化剂在流化床反应器内的分布也就会更加均匀，这克服了在现有技术中的流化床反应器中，顶部的催化剂密度较小，底部的催化剂密度较大的缺陷。整体来说，通过设置提速气体入口，催化剂会沿着流化床反应器的轴向较为均匀地分布，优化气固接触效率，同时有助于提高催化剂在整个反应设备内的循环速度，产物的收率也较高。
在一个具体的实施例中，提速气入口与流化床反应器的纵向轴线的夹角在5度到39度之间。在另一个具体的实施例中，提速气入口的直径与所述流化床反应器的出口区的直径之比在0.01到0.1之间。在另一个具体的实施例中，流化床反应器的出口区的处于提速气入口上方的部分的长度与流化床反应器的出口区的整体长度之比在0.1-0.8。
根据本发明的第二方面，提出了一种反应设备，其包括根据上文所述的流化床反应器，还包括与流化床反应器相连的分离装置和催化剂再生装置。分离装置包括：与流化床反应器的出口区连通的气固粗分离器，竖直设置的缓冲器，缓冲器的下部区域与连通气固粗分离器的固体出口以收集催化剂颗粒，缓冲器的上部区域连通与气固粗分离器的气体出口，气固精分离器，气固精分离器的入口与缓冲器的上部区域连通，气固精分离器的固体出口与缓冲器的下部区域连通。催化剂再生装置包括处于下方的进料区和处于上方的出料区，进料区设置为低于缓冲器的下部区域，出料区设置为高于流化床反应器的入口区。缓冲器的下部区域通过第二管道与催化剂再生装置的进料区相连通，催化剂再生装置的出料区通过第三管道与流化床反应器的入口区相连通。
分离装置中的气固粗分离器和气固精分离器能够来自流化床反应器的产物中被夹带的催化剂快速分离出去，从而有效地避免了产物在仍具有活性的待生催化剂的催化作用下发生二次反应的问题。较快的分离速度也大大提高了生产效率。此外，通常而言，来自流化床反应器的产物具有很高的速度，这会对接受该高速的产物的装置产生很大的冲击而导致装置发生剧烈的振动，甚至被损坏。在本发明中，在气固粗分离器和气固精分离器之间设置了缓冲器，气固粗分离器和缓冲器共同承担了高速的产物的冲击，避免了整个分离装置被损坏，并且气固粗分离器和缓冲器中的每一个也无需较大的尺寸。
在一个实施例中，缓冲器的上部区域的直径小于下部区域的直径。优选地，上部区域的直径与下部区域的直径之比在0.05到0.5之间。缓冲器的直径较小的上部区域能迅速降低由流化床反应器快速进入上部区域的产物带来的气流波动，以使得缓冲器的下部区域仍处于较为平静的状态，这使得催化剂能够稳定地容纳在缓冲器的下部区域内，这提高了气固分离效率。
在一个实施例中，缓冲器的下部区域构造并设置成能够进行汽提操作。例如，可以在缓冲器的下端设置蒸汽入口，并且在缓冲器的下部区域的内部设置适于进行汽提操作的结构或构件，这里结构或构件是本领域的技术人员所熟知的。通过从缓冲器的下端向缓冲器的下部区域内充入蒸汽，例如水蒸气，可以将被催化剂夹带的产物与催化剂分离。所分离的产物会随着水蒸气上升到缓冲器的上部区域而与产物混合，这样就大大提高了产物的收率。此外，如上文所述，缓冲器的结构使得缓冲器的下部区域内不会发生剧烈的气流波动，这也非常有利于汽提操作。
在一个实施例中，气固粗分离器的气体出口与缓冲器的连接位置在气固精分离器的入口与缓冲器的连接位置的下方。这种结构使得当产物在缓冲器内向上流动时，被夹带的催化剂可从产物中沉淀下来，这进一步提高了气固分离效率。
在一个实施例中，气固粗分离器和气固精分离器均为单个的旋风分离器。在另一个实施例中，气固粗分离器为单个的旋风分离器，气固精分离器包括两级或多级串联的旋风分离器，其中，该两级或多级串联的旋风分离器构造为：第一级的旋风分离器的入口与缓冲器的上部区域连通，从最后一级的旋风分离器气体出口得到产物，上游的旋风分离器的气体出口与下游相邻的旋风分离器的入口连通，旋风分离器的固体出口与缓冲器的下部区域相连通。此外，多个串联使用的旋风分离器能够提高从产物中分离催化剂的效果，这有助于提高催化剂的回收效率，并且所得到的产物中的杂质也更少。旋风分离器能够将催化剂和产物快速分离，而且其结构简单，价格也较低。在一个优选的实施例中，气固粗分离器和气固精分离器均为旋风分离器。
在一个实施例中，在缓冲器的上部区域构造有用以与气固粗分离器的气体出口连通的进气口，进气口构造为与上部区域的侧壁相切。通过这种结构的进气口，来自流化床反应器的产物以与缓冲器的侧壁相切的方式进入到缓冲器的上部区域内，这可降低产物对缓冲器的冲击力，从而降低缓冲器的震动。旋转的产物流也有助于使其中的催化剂颗粒发生沉降，这进一步提高了气固分离效率。
在一个实施例中，在第三管道的内壁的顶部上设置有挡流件。挡流件用于阻挡由于流化床反应器的剧烈反应而导致的倒灌到第三管道内的气体和催化剂，这样可有效提高催化剂颗粒的下料速度，进而提高催化剂的循环流率，并由此提高产物的收率。
在一个实施例中，挡流件为朝向所述流化床反应器倾斜的挡板。在一个具体的实施例中，挡板的面积与第三管道的横截面积之比在0.1到1之间。挡板的形状为扇形或矩形。挡板与流化床反应器的距离与所述第三管道的长度之比在0.01到0.5之间。挡板与第三管道的轴线形成的夹角在10度到75度之间。优选地，挡板的数量为多个，并且该多个挡板设置为彼此平行。
在另一个实施例中，挡流件为径向向里凸出的挡齿。优选地，挡齿的数量为多个，并且多个挡齿沿着第三管道的轴线成排地设置。在一个实施例中，多个挡齿中的每一个的长度与所述第三管道的直径的比值在0.1到0.5之间。优选地，该多个挡齿中的任一个的横截面形状为三角形、矩形或扇形。
在一个实施例中，流化床反应器的入口区设置为低于分离装置的缓冲器的下部区域，并且缓冲器的下部区域通过第一管道与流化床反应器的入口区相连通。在由甲醇制备烯烃时，可采用这种设备。
在一个实施例中，在第一管道、第二管道以及第三管道上均设置有控制物料流动的阀门。
根据本发明的第三方面，提出了一种制备烯烃的方法，其使用了根据上文所述的反应设备，流化床反应器的入口区设置为低于分离装置的缓冲器的下部区域，并且缓冲器的下部区域通过第一管道与流化床反应器的入口区相连通。该方法包括：将含有含氧化合物的原料和催化剂在流化床反应器的反应区内进行反应，将得到的产物和被夹带的催化剂经流化床反应器的出口区送入分离装置，分离装置将产物和被夹带的催化剂分离开，并且分离得到的催化剂的一部分直接供入到流化床反应器的入口区内，另一部分经再生后供入到流化床反应器的入口区内，未再生的催化剂与再生后的催化剂在流化床反应器的入口区内混合后，再被送入到流化床反应器的反应区内。
在一个实施例中，未再生的催化剂与再生后的催化剂的质量比在0.3到1.5之间。
在一个实施例中，分离装置操作为：将来自流化床反应器的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器进行初步分离，将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入缓冲器的上部区域中，从缓冲器内将产物引出并送入气固精分离器进行精细分离，从气固精分离器的出气口得到产物，来自气固粗分离器和气固精分离器的催化剂被收集在缓冲器的下部区域内。
在一个实施例中，从缓冲器的下端向缓冲器内通入水蒸气，以将由催化剂夹带的产物与催化剂分离。
在一个具体的实施例中，流化床反应器内的压力以表压计为0-0.4MPa、平均温度为380-550℃、反应区的平均密度为40-200kg/m3，催化剂为SAPO-34，催化剂再生介质为空气，再生温度为600-700℃。
在一个实施例中，气态原料在经过所述密通道区时产生的压降与气态原料在经过密通道区时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
在一个实施例中，在流化床反应器的出口区设置有提速气入口，经提速气入口流入到流化床反应器的出口区的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
在一个实施例中，含氧化合物包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4～C20醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙基醚、甲醛、碳酸二甲酯、丙酮和乙酸中的一种或多种，并且含氧化合物在原料中的重量含量为10％到100％。
根据本发明的第四方面，提出了一种制备芳烃的方法，其使用了根据上文所述的反应设备。该方法包括：将含有含氧化合物的原料和催化剂在流化床反应器的反应区内进行反应，将得到的产物和夹带的催化剂经流化床反应器的出口区送入分离装置，分离装置将产物和被夹带的催化剂分离开，并且分离得到的催化剂经再生后供入到流化床反应器的入口区内，然后再被送入到流化床反应器的反应区内。
在一个实施例中，分离装置操作为：将来自流化床反应器的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器进行初步分离，将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入缓冲器的上部区域中，从缓冲器内将产物引出并送入气固精分离器进行精细分离，从气固精分离器的出气口得到产物，来自气固粗分离器和气固精分离器的催化剂被收集在缓冲器的下部区域内。
在一个实施例中，从缓冲器的下端向缓冲器内通入水蒸气，以将由催化剂夹带的产物与催化剂分离。
在一个具体的实施例中，流化床反应器内的压力以表压计为0-0.6MPa、平均温度为440-550℃、反应区内空速为0.3-5h-1，平均密度为200-450kg/m3，催化剂为ZSM-5，催化剂再生介质为空气，再生温度为550-650℃。
在一个实施例中，气态原料在经过所述密通道区时产生的压降与气态原料在经过密通道区时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
在一个实施例中，在流化床反应器的出口区设置有提速气入口，经提速气入口流入到流化床反应器的出口区的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
在一个实施例中，含氧化合物包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4～C20醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙基醚、甲醛、碳酸二甲酯、丙酮和乙酸中的一种或多种，并且含氧化合物在原料中的重量含量为10％到100％。
与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明的流化床反应器内安装有导流板，使得流化床反应器内的催化剂分布变得均匀，提高了反应效率。此外，本发明的反应设备不但具有较高的反应效率，而且也具有较高的气固分离效率，这有助于提高产物的收率。
附图说明
在下文中将基于实施例并参考附图来对本发明进行更详细的描述。其中：
图1是根据本发明的流化床反应器的一个实施例的结构示意图。
图2是根据本发明的导流板的第一实施例的立体图。
图3是图2的A-A剖视图。
图4是根据本发明的导流板的第二实施例的立体图。
图5是根据本发明的导流板的第三实施例的立体图。
图6是根据本发明的安装有多个导流板的流化床反应器的一个实施例的结构示意图。
图7是根据本发明的反应设备的第一实施例的示意图。
图8是根据本发明的用于流化床反应器的分离装置的第一实施例的示意图。
图9是根据本发明的用于流化床反应器的分离装置的第二实施例的示意图。
图10是图7中A部分的一个实施例的放大视图。
图11是图7中A部分的另一个实施例的放大视图
图12是根据本发明的反应设备的第二实施例的示意图。
在附图中，相同的部件使用相同的附图标记。附图并未按照实际的比例。
具体实施方式
下面将结合附图对本发明作进一步说明。
图1示意性地显示了根据本发明的流化床反应器4的一个实施例。如图1所示，流化床反应器4包括处于下方的入口区70、处于上方的出口区42和处于入口区70和出口区42之间的反应区41。在反应区41内安装有导流板48。
导流板48的数量可以为多个，并且沿流化床反应器的轴向分布，见图6。应理解地是，图6仅显示了流化床反应器4的反应区41，并且仅示意性地显示了在反应区41内安装有两块导流板48。实际上，可根据实际情况，安装一块、两块或更多块导流板48。
导流板48用于使流化床反应器4的反应区41的催化剂颗粒在径向上分布地更均匀，由此可导流板48可包括处于中间区域的密通道区61和设置在外周并围绕密通道区61的疏通道区62。密通道区61对物料朝向上方运动的阻碍作用较大，而疏通道区62对物料朝向上方运动的阻碍作用较小。在流化床反应器4内，在导流板48的下方，处于流化床反应器4的中间区域的气体会被迫流到周围区域，使得穿过疏通道区62的气体的速度得以提高。这样，在导流板48的上方，在流化床反应器4的周向边缘区域的气流速度就会增大，存在于流化床反应器4的周向边缘区域处的催化剂颗粒就会因此被吹起来。在流化床反应器的器壁的影响以及流化床反应器内的整体物料流动的影响下，被吹起来的催化剂颗粒会朝向流化床反应器4的反应区41的中间部分流动(在图6中以箭头示意性地显示了气流的流向)。由此，流化床反应器4的反应区41内的催化剂颗粒在径向上分布就会变得比较均匀，而不是中间稀、四周浓。
导流板48通常为圆形。密通道区61为圆形，疏通道区62为圆环形，并且密通道区61的直径与密通道区62的宽度之比在2/1-9/1之间。这有助于导流板48在流化床反应器4内的安装，这是由于疏通道区62需要与流化床反应器4的壁接合在一起，适当宽度的疏通道区62有助于安装操作。
密通道区61的通道的尺寸小于疏通道区62的通道的尺寸。例如，密通道区61的通道的尺寸与疏通道区62的通道的尺寸之比1/4-2/3之间。优选地，密通道区的通道的尺寸在0.01-0.08m之间之间。这使得流化床反应器4内的反应物料的气泡和催化剂颗粒团聚体会被破碎。这就提高了反应物料与催化剂混合的均匀程度，扩大了反应物料与催化剂的接触面积，这有助于进一步提高反应效率。
图2、3、4和5显示了多种形式的导流板48。如图2和3所示，密通道区61由间隔分布的多个同心环形板65构成，相邻环形板之间的间隙66形成了通道。疏通道区62由大体沿导流板48的径向间平行地隔式设置的直板67形成，相邻直板之间的间隙68形成了通道。在一个实施例中，该多个同心环形板65中的每一个构造为相对于水平方向从圆心向外倾斜，多个直板67中的每一个构造为相对于水平方向而倾斜，例如倾斜角度在45度到85度之间。
如图4所示，密通道区61和疏通道区62的通道都是方孔，并且密通道区61的方孔的尺寸小于疏通道区62的方孔，例如两者尺寸的比值可在1/4到2/3之间。应理解地是，这里不限于方孔，也可以为圆孔、椭圆孔以及其他任意类型的孔。
如图5所示，密通道区61由间隔式平行设置的多个直板69构成，相邻直板之间的间隙80形成了通道。疏通道区62由大体沿导流板48的径向间平行地隔式设置的直板81形成，相邻直板之间的间隙82形成了通道。在一个实施例中，该多个直板69中的每一个构造为相对于水平方向从圆心向外倾斜，多个直板81中的每一个构造为相对于水平方向而倾斜，例如倾斜角度在45度到85度之间。
在流化床反应器4的出口区42设置有提速气体入口49。优选地，提速气体入口49构造为从下方斜朝向上方延伸。这样，可经提速气体入口向流化床反应器4的出口区42的注入速度较高的气体，以使流化床反应器4内的压力变得更加平衡，催化剂在流化床反应器4内的分布也就会更加均匀，产物的收率也较高。提速气体入口49与垂直方向(即，流化床反应器4的纵向轴线)的角度可为可在5度到39度之间，例如为10度或15度。提速气体入口49的直径小于出口区42的直径，例如直径比可为0.05或0.1。流化床反应器4的出口区42的处于提速气入口49上方的部分的长度L1与流化床反应器4的出口区42的整体长度L2之比在0.1-0.8。例如，该比值可为0.1或0.4。
图7显示了根据本发明的第一实施例的反应设备30的结构示意图。如图7所示，反应设备30包括分离装置10、流化床反应器4和催化剂再生装置50，以及将三者连通的管道。
流化床反应器4的出口区42与分离装置10的气固粗分离器7相连通。物料和催化剂在反应区41内反应而生成产物，产物携带部分催化剂从出口区42离开流化床反应器4。
催化剂再生装置50包括处于下方的进料区51和处于上方的出料区52。催化剂再生装置50用于将在流化床反应器4内使用过而失活的催化剂再次活化。
如图8所示，根据本发明第一实施例的分离装置10通常与流化床反应器4连用。具体来说，分离装置10设置为接收来自流化床反应器4的产物出口12的夹带有催化剂的产物。在产物经过分离装置10之后，其夹带的催化剂被分离出来。下面来详细描述分离装置10。
如图8所示，分离装置10包括按照产物的流向顺次设置的气固粗分离器7、缓冲器15和气固精分离器9。气固粗分离器7与流化床反应器4直接连通，以接收来自流化床反应器4的产物。缓冲器15竖直设置，并且在缓冲器15的上部区域8设置有进气口16。气固粗分离器7的气体出口18与进气口16连通，气固粗分离器7的固体出口19与缓冲器15的下部区域6连通。在缓冲器15的上部区域8上偏离进气口16的位置还设置有出气口14。气固精分离器9的入口20与缓冲器15的出气口14连通，气固精分离器9的固体出口21与缓冲器15的下部区域6连通。
在图8所示的实施例中，气固粗分离器7为一个旋风分离器，气固精分离器9也为一个旋风分离器。旋风分离器7和旋风分离器9的规格可以相同，也可以不同。在一个实施例中，当旋风分离器7和旋风分离器9的规格不相同时，可将旋风分离器9选择为其能分离的颗粒的粒径小于旋风分离器7能分离的颗粒的粒径。
在使用这种分离装置10的过程中，来自流化床反应器4的夹带有催化剂的产物首先进入气固粗分离器7。在气固粗分离器7处，大部分的催化剂颗粒被快速从产物中分离出来，并进入到缓冲器15的下部区域6内。产物携带很少量的剩余的催化剂进入到缓冲器15的上部区域8内。产物在上部区域8内适当减速，然后再进入气固精分离器9。剩余的催化剂被从产物中分离出来，并且进入到缓冲器15的下部区域6内，从气固精分离器9的气体出口22得到产物。
由于气固粗分离器7和气固精分离器9都可为旋风分离器，这大大提高了从产物中分离催化剂的速度。由此，产物就不会再发生二次反应，最终获得的产物中的杂质也因此非常少。
优选地，气固粗分离器7的气体出口18与缓冲器15的连接位置在气固精分离器9的入口20与缓冲器15的连接位置的下方。从整体来看，气固粗分离器7设置在较低的位置处，而气固精分离器9设置在较高的位置处。这样，来自气固粗分离器7的产物在缓冲器15的上部区域8内只能向上运动以离开缓冲器15而进入到气固精分离器9内。在产物的运动过程中，被夹带的剩余量的催化剂会沉淀下来，这有助于提高气固分散效率。
优选地，缓冲器15的上部区域8的进气口16设置为上部区域8的侧壁相切。这样，来自流化床反应器4的产物以与上部区域8的侧壁相切的方式进入到上部区域8内，这可降低产物对缓冲器15和上部区域8的冲击力，从而降低缓冲器15的震动。
缓冲器15可为变径容器。如图8所示，缓冲器15的上部区域8的直径小于下部区域6的直径。例如，上部区域8的直径与下部区域6的直径之比在0.05到0.5之间。例如，直径之比可为0.08、0.1、0.12或0.3。从整体上来看，上部区域8就像是竖直设置在下部区域6上的管状件。使用这种结构的缓冲器15的原因是，缓冲器15的上部区域8实际上用作为气体流动通道，并不用于容纳物质，而下部区域6用作容纳催化剂的容器。这种结构的缓冲器15的体积远比现有技术中的沉降器的尺寸小，由此降低了设备的成本。
在一个优选的实施例中，在缓冲器15的下端设置有蒸汽入口5，并且在缓冲器15的下部区域6的内部设置适于进行汽提操作的结构或构件(图中未示出)。这些结构是本领域的技术人员所熟知的，这里不再赘述。由此，可缓冲器15的下部区域6可形成汽提器。这样，在进行气固分离过程中，可将同时对下部区域6内的催化剂所携带的产物进行汽提操作，以进一步提高产物的收率。在一个具体实施例中，使用水蒸气进行汽提操作。
图9显示了第二实施例的分离装置10’。在图9中并未显示与分离装置10’配合使用的流化床反应器，但应理解地是，分离装置10’与流化床反应器的连接方式与图8所示的分离装置10与流化床反应器的连接方式相同，这里不再赘述。
分离装置10’与分离装置10的区别仅在于气固精分离器。在图9所示的分离装置10’中，气固精分离器包括两级或多级串联的旋风分离器(图9中仅示意性地显示了两级91’和92’)。这些旋风分离器91’可以都是旋风分离器，也可以是多种类型的分离器的组合。
该两级或多级串联的旋风分离器构造为：第一级的旋风分离器91’的入口与缓冲器15的上部区域8连通，从第二级的旋风分离器92’气体出口得到产物。此外，第一级的旋风分离器91’的气体出口与第二级的旋风分离器92’的入口连通。第一级旋风分离器91’和第二级旋风分离器92’的固体出口都与缓冲器15的下部区域6相连通。应注意地是，第一级的旋风分离器91’选择为分离质量较大的催化剂颗粒，第二级的旋风分离器92’选择为分离质量较小的催化剂颗粒。多级串联的旋风分离器与二级串联的旋风分离器的结构类似，这里不再赘述。
这种气固精分离器能够提高从产物中分离催化剂的效果，这有助于提高催化剂的回收效率，并且所得到的产物中的杂质也更少。
为了充分使用重力驱动催化剂在分离装置10、流化床反应器4和催化剂再生装置50之间流动以节约能量，将催化剂再生装置50的进料区51设置为低于缓冲器15的下部区域6，并且将催化剂再生装置50的出料区52设置为高于流化床反应器4的入口区70。此外，缓冲器15的下部区域6通过第二管道43与催化剂再生装置50的进料区51相连通，并且催化剂再生装置50的出料区52通过第三管道44与流化床反应器4的入口区70相连通。这样，失活的催化剂能够在重力作用下自动从缓冲器15经第二管道43进入到催化剂再生装置50，并且在这里进行再生。再生后的催化剂由从催化剂再生装置50自动经第三管道44进入到流化床反应器4内。在整个过程中，仅需要在催化剂再生装置50将催化剂提升。然而，由于催化剂质量较轻，通过从催化剂再生装置50的底部向内吹入高压气体就能够容易地实现提升催化剂。因此，大大降低了驱动催化剂流动的能耗，同时简化了装置。虽然在图7中显示了第二管道43和第三管道44为交叉设置，但是在实际装置中，第二管道43和第三管道44并没有交叉而相当于空间上的两条异面直线。
应理解地是，在第二管道43设置有控制阀46，在第三管道44上设置有控制阀45。由此实现控制催化剂的流动。
在第三管道44的内壁的顶部上设置有朝向流化床反应器4倾斜的挡流件47，如图10和图11所示。图10显示了挡流件47的一个实施例。在图10所示的实施例中，挡流件47为挡板47形式。挡板47可有效地阻挡由于流化床反应器4的剧烈反应而导致的倒灌到第三管道44内的气体和催化剂，由此提高了催化剂的循环流率，并由此提高产物的收率。在一个具体的实施例中，挡板47的面积与第三管道的横截面积之比在0.1到1之间。例如，面积比可为0.3、0.45或0.8。另外，挡板47的形状为扇形或矩形，甚至可以是半圆形。挡板47与流化床反应器4的距离与第三管道44的长度之比在0.01到0.5之间。例如该比值可以为0.2、0.3或0.4。挡板47与第三管道44的轴线形成的夹角在10度到75度之间。例如该角度可以为15度、10度、30度或45度。应理解地是，可存在有多个挡板47，并且这些挡板47呈平行设置，如图10中的虚线所示。
图11显示了挡流件47的另一个实施例。如图11所示，挡流件47构造为从第三管道44的内壁的顶部径向向里凸出的挡齿。可以存在有多排的挡齿47，并且这些挡齿沿着第三管道44的轴线成排地设置。为了更好地实现阻挡来自流化床反应器4倒灌到第三管道44内的气体和催化剂，将多个挡齿47中的每一个构造为其长度与第三管道44的直径的比值为0.1到0.5之间，并且多个挡齿47中的任一个的横截面形状为三角形、矩形或扇形。
图7所示的反应设备30可用于由含氧化合物制备芳烃，这是由于制备芳烃需要活性较高的催化剂，这导致供入到流化床反应器4内的催化剂必须全部是再生之后的催化剂。在下文中将详细描述使用反应设备30由含氧化合物制备芳烃的方法。
图12显示了根据本发明的第二实施例的反应设备30’的结构示意图。反应设备30’与图7所示的反应设备30结构类似，区别仅在于：流化床反应器4的入口区70设置为低于分离装置10的缓冲器15的下部区域6，并且缓冲器15的下部区域6通过第一管道53与流化床反应器4的入口区70相连通。在第一管道53上同样设置有控制阀54。
图12所示的反应设备30’可用于由含氧化合物制备烯烃，这是由于制备烯烃需要活性适中的催化剂，这导致供入到流化床反应器4内的催化剂中可包含未再生的催化剂，以从整体上降低催化剂的活性。在下文将详细描述使用反应设备30’由甲醇制备烯烃的方法。
下面来根据图7所示的反应再生装置描述制备芳烃的方法。通常使用含有含氧化合物的原料来制备芳烃。例如，含氧化合物包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4～C20醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙基醚、甲醛、碳酸二甲酯、丙酮和乙酸中的一种或多种，并且含氧化合物在原料中的重量含量为10％到100％。
含有含氧化合物的原料和催化剂在流化床反应器4的反应区41内进行反应。在一个实施例中，催化剂为ZSM-5。流化床反应器4内的压力以表压计为0-0.6MPa、平均温度为440-550℃、反应区内空速为0.3-5h-1、平均密度为200-450kg/m3。原料在经过密通道区61时产生的压降与原料在经过密通道区62时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
将得到的产物和被夹带的催化剂经流化床反应器4的出口区42送入分离装置10。分离装置10操作为：将来自流化床反应器4的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器7进行初步分离。接着将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入缓冲器15的上部区域8中。接下来，从缓冲器15内将产物引出并送入气固精分离器9进行精细分离。从气固精分离器9的出气口得到产物，来自气固粗分离器7和气固精分离器9的催化剂被收集在缓冲器15的下部区域内6。
缓冲器15的下部区域6内的催化剂经第二管道43进入再生装置50进行再生。在一个实施例中，催化剂再生介质为空气，再生温度为550-650℃。
再生后的催化剂经第三通道44供入到流化床反应器4的入口区70内。然后，可在原料气例如甲醇的推动下再被送入到流化床反应器4的反应区41内进行反应。
在一个优选的实施例中，在流化床反应器4的出口区42设置有提速气入口49。经提速气入口49流入到流化床反应器4的出口区42的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
在另一个优选的实施例中，从缓冲器15的下端向缓冲器内通入水蒸气，以将由催化剂夹带的产物与催化剂分离。
下面来根据图12所示的反应再生装置描述由甲醇制备烯烃的方法。在图12所示的反应再生装置中，流化床反应器4的入口区70设置为低于缓冲器15的下部区域6，并且缓冲器15的下部区域6通过第一管道53与流化床反应器4的入口区70相连通。
甲醇和催化剂在流化床反应器4的反应区41内进行反应。在一个实施例中，催化剂可为分子筛，例如为SAPO-34。流化床反应器4内的压力以表压计为0-0.4MPa、平均温度为380-550℃、反应区的平均密度为40-200kg/m3。原料在经过密通道区61时产生的压降与原料在经过密通道区62时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
将得到的产物和被夹带的催化剂经流化床反应器4的出口区42送入分离装置10。分离装置10操作为：将来自流化床反应器4的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器7进行初步分离。接着将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入缓冲器15的上部区域8中。接下来，从缓冲器15内将产物引出并送入气固精分离器9进行精细分离。从气固精分离器9的出气口得到产物，来自气固粗分离器7和气固精分离器9的催化剂被收集在缓冲器15的下部区域内6。
缓冲器15的下部区域6内的催化剂的一部分经第一管道53直接进入到流化床反应器4的入口区70内。另一部分经第二管道43进入再生装置50进行再生。再生后的催化剂经第三通道44也被供入到流化床反应器4的入口区70内以与未再生的催化剂混合。在一个实施例中，催化剂再生介质为空气，再生温度为600-700℃。
然后，可在原料气例如甲醇的推动下，将入口区70内的催化剂送入到流化床反应器4的反应区41内进行反应。
在一个优选的实施例中，在流化床反应器4的出口区42设置有提速气入口49。经提速气入口49流入到流化床反应器4的出口区42的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
在另一个优选的实施例中，从缓冲器15的下端向缓冲器内通入水蒸气，以将由催化剂夹带的产物与催化剂分离。
申请人使用图12所示的反应设备和本发明的方法进行了制备芳烃的实施例，还使用现有技术的方法制备了芳烃的作为比较。在实验中，所使用的原料、催化剂都相同。实验参数也是反应常规的参数。在表1中显示了反应设备的相关数据以及产物收率。
表1
从表1中可看出，根据本发明的反应设备和方法可以显著提高芳烃的收率，例如最高可提高5％以上，这对于产量很大的化工企业来说是一个非常大的提升。
虽然已经参考优选实施例对本发明进行了描述，但在不脱离本发明的范围的情况下，可以对其进行各种改进并且可以用等效物替换其中的部件。尤其是，只要不存在结构冲突，各个实施例中所提到的各项技术特征均可以任意方式组合起来。本发明并不局限于文中公开的特定实施例，而是包括落入权利要求的范围内的所有技术方案。

Claims (35)

1.一种流化床反应器，其包括处于下方的入口区、处于上方的出口区，以及处于所述入口区和出口区之间的反应区，
其中，在所述反应区内设置有导流板，所述导流板包括处于中间区域的密通道区和设置在外周并围绕所述密通道区的疏通道区；在所述流化床反应器的出口区设置有提速气入口。
2.根据权利要求1所述的流化床反应器，其特征在于，所述密通道区的通道的尺寸小于所述疏通道区的通道的尺寸。
3.根据权利要求2所述的流化床反应器，其特征在于，所述密通道区的通道的尺寸与疏通道区的通道的尺寸之比在1/4-2/3之间。
4.根据权利要求3所述的流化床反应器，其特征在于，所述密通道区的通道的尺寸在0.01-0.08m之间。
5.根据权利要求1到4中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述密通道区和所述疏通道区均由具有均匀分布的孔的圆板、间隔分布的多个同心环形斜板，或间隔式平行设置的多个直板构成。
6.根据权利要求1到4中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述密通道区为圆形，所述疏通道区为圆环形，并且所述密通道区的直径与所述疏通道区的宽度之比在2/1-9/1之间。
7.根据权利要求1到4中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述导流板的数量为多个，并且沿着所述流化床反应器的轴向分布。
8.根据权利要求1到4中任一项所述的流化床反应器，其特征在于，所述提速气入口构造为从下方斜朝向上方延伸。
9.一种反应设备，其包括权利要求1到8中任一项所述的流化床反应器，还包括与所述流化床反应器相连的分离装置和催化剂再生装置，
所述分离装置包括：
与流化床反应器的出口区连通的气固粗分离器，
竖直设置的缓冲器，所述缓冲器的下部区域与所述气固粗分离器的固体出口连通以收集催化剂颗粒，所述缓冲器的上部区域与所述气固粗分离器的气体出口连通，
气固精分离器，所述气固精分离器的入口与所述缓冲器的上部区域连通，所述气固精分离器的固体出口与所述缓冲器的下部区域连通，
所述催化剂再生装置包括处于下方的进料区和处于上方的出料区，所述进料区设置为低于所述缓冲器的下部区域，所述出料区设置为高于所述流化床反应器的入口区，
所述缓冲器的下部区域通过第二管道与所述催化剂再生装置的进料区相连通，所述催化剂再生装置的出料区通过第三管道与所述流化床反应器的入口区相连通。
10.根据权利要求9所述的反应设备，其特征在于，所述缓冲器的上部区域的直径小于所述下部区域的直径。
11.根据权利要求9或10所述的反应设备，其特征在于，所述气固粗分离器和气固精分离器均为单个的旋风分离器。
12.根据权利要求9或10所述的反应设备，其特征在于，所述气固粗分离器为单个的旋风分离器，所述气固精分离器包括两级或多级串联的旋风分离器，
其中，所述两级或多级串联的旋风分离器构造为：第一级的旋风分离器的入口与所述缓冲器的上部区域连通，从最后一级的旋风分离器气体出口得到产物，上游的旋风分离器的气体出口与下游相邻的旋风分离器的入口连通，所有旋风分离器的固体出口与所述缓冲器的下部区域相连通。
13.根据权利要求9或10所述的反应设备，其特征在于，所述缓冲器的下部区域构造并设置成能够进行汽提操作。
14.根据权利要求9所述的反应设备，其特征在于，在所述第三管道的内壁的顶部上设置有挡流件。
15.根据权利要求14所述的反应设备，其特征在于，所述挡流件为朝向所述流化床反应器倾斜的挡板。
16.根据权利要求15所述的反应设备，其特征在于，所述挡板的数量为多个，并且所述多个挡板设置为彼此平行。
17.根据权利要求16所述的反应设备，其特征在于，所述挡流件为径向向里凸出的挡齿。
18.根据权利要求17所述的反应设备，其特征在于，所述挡齿的数量为多个，并且所述多个挡齿沿着所述第三管道的轴线成排地设置。
19.根据权利要求18所述的反应设备，其特征在于，所述多个挡齿中的每一个的长度与所述第三管道的直径的比值在0.1到0.5之间。
20.根据权利要求9-10或14-19中任一项所述的反应设备，其特征在于，所述流化床反应器的入口区设置为低于所述分离装置的缓冲器的下部区域，并且所述缓冲器的下部区域通过第一管道与所述流化床反应器的入口区相连通。
21.一种烯烃制备方法，其使用了根据权利要求9所述的反应设备，所述流化床反应器的入口区设置为低于所述分离装置的缓冲器的下部区域，并且所述缓冲器的下部区域通过第一管道与所述流化床反应器的入口区相连通，所述方法包括：
将含有含氧化合物的气态原料和催化剂在流化床反应器的反应区内进行反应，
将得到的产物和被夹带的催化剂经所述流化床反应器的出口区送入分离装置，
所述分离装置将所述产物和所述被夹带的催化剂分离开，并且分离得到的催化剂的一部分直接供入到所述流化床反应器的入口区内，另一部分经再生后供入到所述流化床反应器的入口区内，
未再生的催化剂与再生后的催化剂在所述流化床反应器的入口区内混合后，再被送入到所述流化床反应器的反应区内。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，所述未再生的催化剂与再生后的催化剂的质量比在0.3到1.5之间。
23.根据权利要求21或22所述的方法，其特征在于，所述分离装置操作为：
将来自所述流化床反应器的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器进行初步分离，
将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入所述缓冲器的上部区域中，
从所述缓冲器内将产物引出并送入气固精分离器进行精细分离，
从所述气固精分离器的出气口得到产物，来自气固粗分离器和气固精分离器的催化剂被收集在所述缓冲器的下部区域内。
24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于，从所述缓冲器的下端向所述缓冲器内通入水蒸气，以将由所述催化剂夹带的产物与催化剂分离。
25.根据权利要求21、22或24中任一项所述的方法，其特征在于，所述流化床反应器内的压力以表压计为0-0.4MPa、平均温度为380-550℃、反应区的平均密度为40-200kg/m3，催化剂为SAPO-34，
催化剂再生介质为空气，再生温度为600-700℃。
26.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，所述气态原料在经过所述密通道区时产生的压降与所述气态原料在经过所述疏通道区时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
27.根据权利要求25所述的方法，其特征在于，在所述流化床反应器的出口区设置有提速气入口，经所述提速气入口流入到所述流化床反应器的出口区的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
28.根据权利要求21-22、24、26-27中任一项所述的方法，其特征在于，所述含氧化合物包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4～C20醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙基醚、甲醛、碳酸二甲酯、丙酮和乙酸中的一种或多种，并且所述含氧化合物在所述原料中的重量含量为10％到100％。
29.一种芳烃制备方法，其使用了根据权利要求9所述的反应设备，
所述方法包括：
将含有含氧化合物的原料和催化剂在流化床反应器的反应区内进行反应，
将得到的产物和被夹带的催化剂经所述流化床反应器的出口区送入分离装置，
所述分离装置将所述产物和所述被夹带的催化剂分离开，并且分离得到的催化剂经再生后供入到所述流化床反应器的入口区内，然后再被送入到所述流化床反应器的反应区内。
30.根据权利要求29所述的方法，其特征在于，所述分离装置操作为：
将来自所述流化床反应器的夹带有催化剂的产物经气固粗分离器进行初步分离，
将经初步分离得到的夹带有剩余量的催化剂的产物送入所述缓冲器的上部区域中，
从所述缓冲器内将产物引出并送入气固精分离器进行精细分离，
从所述气固精分离器的出气口得到产物，来自气固粗分离器和气固精分离器的催化剂被收集在所述缓冲器的下部区域内。
31.根据权利要求30所述的方法，其特征在于，从所述缓冲器的下端向所述缓冲器内通入水蒸气，以将由所述催化剂夹带的产物与催化剂分离。
32.根据权利要求29到31中任一项所述的方法，其特征在于，所述流化床反应器内的压力以表压计为0-0.6MPa、平均温度为440-550℃、反应区内空速为0.3-5h-1，平均密度为200-450kg/m3，催化剂为ZSM-5，
催化剂再生介质为空气，再生温度为550-650℃。
33.根据权利要求29所述的方法，其特征在于，所述原料在经过所述密通道区时产生的压降与所述原料在经过所述疏通道区时产生的压降之比为1.2/1-10/1。
34.根据权利要求32所述的方法，其特征在于，在所述流化床反应器的出口区设置有提速气入口，经所述提速气入口流入到所述流化床反应器的出口区的气体为水蒸气或氮气，气体线速为1.0-10.0m/s。
35.根据权利要求29-31或33-34中任一项所述的方法，其特征在于，所述含氧化合物包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、C4～C20醇、甲乙醚、二甲醚、二乙醚、二异丙基醚、甲醛、碳酸二甲酯、丙酮和乙酸中的一种或多种，并且所述含氧化合物在所述原料中的重量含量为10％到100％。
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