CN105585396B - 一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法，该方法包括：将含氧化合物与提升管型反应器内的催化剂接触反应制取低碳烯烃，产生富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；将待生催化剂经过催化剂料斗进入流化床再生器进行再生后，再通过催化剂料斗循环回反应器。本发明的方法与现有含氧化合物制取低碳烯烃的技术相比：在反应器和再生器之间设置了催化剂料斗，从而可以增加反应器的压力，减小反应器的尺寸，并采用过滤器分离催化剂和油气，减少了催化剂的跑损，以及灵活使用取热器，使装置内的热量能够充分被使用。

Description

一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法
技术领域
本发明涉及一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法。
背景技术
低碳烯烃(C2-C4烯烃)作为基本有机化工原料，在现代石油和化学工业中具有举足轻重的地位，尤其是乙烯和丙烯。制取低碳烯烃的方法大致可以分为两大类，即传统石油路线和新兴非石油路线。传统的石油路线制取低碳烯烃的方法主要是蒸汽裂解和催化裂解工艺生产。自20世纪10年代以来，世界各国开始致力于研发非石油资源制取低碳烯烃的路线，取得了一些进展。
目前，含氧化合物制取低碳烯烃的催化剂一般含有ZSM-5、SAPO等分子筛。CN00137259公开了一种金属磷铝酸盐分子筛以及使用它将甲醇转化为烯烃的方法。催化剂是具有经验式(ELxAlyPz)O2的金属磷铝酸盐分子筛，其中EL是金属，如硅或镁，x、y和z分别是EL、Al和P的摩尔份数。分子筛主要是片状晶体结构，其中平均最小的晶体尺寸至少为0.1微米，纵横尺寸比(aspectratio)不大于5。使用这种催化剂所得到的产品含有较多量的乙烯(相对于丙烯)。
CN92109905公开了一种甲醇转化为轻烯烃的催化剂和反应工艺，含磷、稀土元素和孔结构调节剂的ZSM-5型沸石催化剂及采用脱水反应器和2-n个反应-再生切换操作的多段绝热固定床裂解反应器的反应过程，在高温下(＞400℃)进行非循环操作，催化剂具有高活性、高选择性、高抗水、热稳定性和长反应寿命。在规模为日处理甲醇0.7-1吨的装置上，甲醇转化率100％，C2-C4烯烃选择性可大于85％，在线运转时间可大于600小时，且单程操作周期可大于24小时。但是由于固定床反应器传热较慢，甲醇制轻烯烃反应为强放热反应，容易出现热点，造成装置的损坏。
CN200710111668.3公开了一种由含氧化合物生成低碳烯烃的方法及装置，解决现有技术中对反应器温度无法实现灵活控制的问题。采用的技术方案为：反应产品物流(4)通过热交换器(5)与含氧化合物原料(1)换热后进入急冷系统，换热后的含氧化合物原料(1)进冷却换热器(8)调整温度后进反应器(2)，在所述反应器(2)中设置取热冷却器(21)取出反应器(2)中的过剩反应热。使用本发明方法可实现对反应器的反应温度灵活控制，并大幅度减少催化剂在取热设施内的磨损程度。
CN200810043239.1公开了一种甲醇生产低碳烯烃的方法，主要解决甲醇制低碳烯烃过程中目的产物选择性较低的问题。采用包括：(a)将包括甲醇的含氧化合物原料加热，在反应温度为300～600℃、含氧化合物的原料重时空速为1～50小时-1、反应压力(表压)为0.05～10MPa的条件下，原料与硅铝磷酸盐分子筛催化剂在反应器内接触；(b)将所述催化剂与反应产物分离；(c)将所述反应产物与包括甲醇的原料换热，在保证反应产物热量有效回收的情况下将包括甲醇的原料加热到100～350℃；(d)重复(a)～(c)的技术方案，较好地解决了该问题，可用于低碳烯烃的工业生产中。
CN200810049467.X公开了一种含氧化合物制烯烃工艺反应生成气预处理方法及设备，以解决现有技术中含氧化合物制烯烃反应生成气温度较高，且含有少量催化剂的缺点。该方法是将含氧化合物制烯烃工艺反应生成气换热后进入急冷塔，洗涤反应生成气中携带的催化剂，同时降低反应生成气的温度，之后进水洗塔，进一步洗涤反应生成气中携带的催化剂，然后送至烯烃分离单元。本发明还公开了用于该方法的由急冷塔和水洗塔组成的设备，急冷塔内部为空塔或设有挡板或塔盘，水洗塔内部设有挡板、填料或塔盘，在水洗塔底设有隔油设施。
由于含氧化合物制取低碳烯烃的反应过程总体是放热反应，如果以纯甲醇进料，甲醇制烯烃总反应热一般在20～35KJ/mol之间，在较小的水醇比时，绝热温升均在200℃以上，如果考虑MTO反应过程中的副反应，绝热温升会更大。如此高的温升，不但会影响MTO反应结果，加速催化剂积炭速率，而且还需考虑催化剂的水热稳定性。因此，要降低反应器内的温升，一般需要设计取热系统、降低反应物初始组成、降低进料温度等措施来实现。
CN201110253681.9公开了一种降低含氧化合物制烯烃装置能耗的方法。将液态含氧化合物原料首先经原料预热器预热到一定温度，然后分为两股，一股经原料汽化器加热气化，成为气相原料；另一股经雾化成为雾化的液相原料；气相原料与雾化的液相原料在原料/反应气换热器前混合，以雾状流的形式进入原料/反应气换热器，与来自反应器的高温反应生成油气充分换热以回收高温反应生成油气的高温位热量，回收高温位热量后的原料完全气化，成为高温气化原料气，高温气化原料气随后进入反应器反应；来自反应器的高温反应生成油气经原料/反应气换热器换热后送至后部急冷水洗系统。该方法可以有效地提高换热器换热效果、缩小换热器体积、降低装置能耗，但是该方法并未解决反应催化剂的降温问题。
US09401078公开了一种将甲醇或二甲醚转化为烯烃的方法。该方法包括使含有甲醇或二甲醚的物料与含沸石的催化剂相接触的步骤，其中沸石具有10元环交叉孔道，如ZSM-5，且当在120℃和2,2-二甲基丁烷的压力为60托(8kPa)下测定时沸石对2,2-二甲基丁烷的扩散参数小于100秒-1。接触步骤是在370～480℃、甲醇分压为30～150psia且甲醇的单程转化率小于95％下进行的。
US09378416公开了一种MTO工艺快速流化床反应器，该反应器设置了上部沉降区和下部反应区，MTO工艺是在下部反应区的密相区和连接沉降区的过渡区进行的，在有稀释剂存在情况下原料通过包含非分子筛催化剂的密相区，部分转换为低碳烯烃，再通过密相区上部的过渡区完全转化。一部分催化剂从沉降区卸出，少部分再生，然后返回密相区上部，与此同时催化剂连续从沉降区循环回底部反应区。与传统鼓泡床反应器相比，该工艺和设备提供的方法可以有效降低催化剂藏量。
US09887860公开了一种含氧化合物原料制取烯烃的工艺，该工艺采用SAPO分子筛催化剂制取乙烯和丙烯。含有含氧化合物的原料与SAPO分子筛催化剂在流化床反应器内接触生成烯烃产物，该流化床反应器至少包括反应区和循环区。
US7038102公开了一种来自含氧化合物制取烯烃转化过程的骤冷后流出反应产物气流与液体接触以捕获催化剂细粉末方法，包括通过与催化剂细粉含量低的液体例如含氧化合物原料或经汽提和/或过滤的含氧化合物至烯烃转化中的副产物水接触从骤冷的气态流出物中除去催化剂细粉。以解决反应油气携带细粉对下游设备的腐蚀和堵塞等问题。
反应器是工艺的核心之一。目前，含氧化合物制取低碳烯烃技术采用的反应器主要有固定流化床反应器和密相流化床反应器等。固定床反应器床层传热效果较差，对于强放热反应来说，如果不能及时将反应过程中释放的热量转移出去，容易出现热点，飞温等问题，催化剂的更换和再生相对麻烦。固定床反应器的直径和高度虽然没有严格限制，但考虑到流体分配和制作成本、安全等因素，通常反应器设计采用的高/径比为2.5～12。早期催化裂化反应也采用固定床反应器，催化裂化反应中催化剂上会发生积碳，需要进行再生反应恢复催化剂活性，因此采用固定床反应器时需要间断进行反应和再生，为了保证连续进料及其他操作的连续性，至少需要三个以上的反应器。密相流化床反应器属于鼓泡床和湍动床范畴，其空塔线速一般在0.2～1.5m/s，空速在2-10h-1，因此反应停留时间一般比较长，由于密相流化床反应器线速低，因此往往存在返混，影响产品分布和质量，另外一方面反应器的直径相对较大。一般认为含氧化合物制取低碳烯烃技术的反应是分子数量增加的反应，低反应压力有利于化学平衡向生成低碳烯烃方向进行，考虑到工程因素，国内MTO技术仍然采用类似催化裂化工艺流程，反应器采用密相流化床反应器，反应压力也与催化裂化工艺相似，即0.1～0.3Mpa(表压)，但带来的问题是反应器尺寸过大。由于现有MTO装置采用与催化裂化相似的旋风分离器，在生产过程中催化剂的自然跑损是无法避免的，尤其是当催化剂中粒度≦20μm的催化剂细粉增多的时候，这会对后续的产物分离带来不利影响，对催化剂的重复使用也是不利的。另外，生成烯烃在反应器内停留时间长，氢转移反应增加，对多产低碳烯烃也是非常不利的。
提升管反应器线速相对较高，例如催化裂化装置的等直径提升管反应器，一般入口线速为4～7m/s，随着裂化反应的进行，出口线速为12～18m/s，反应时间在2～4秒，抑制了一些对产品质量有益的二次反应。由于提升管反应器中油气和催化剂的流动接近平推流，因此需要保证进入提升管反应器的催化剂是连续输送的。
发明内容
本发明的目的是提供一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法，该方法能够克服现有反应器进行含氧化物制取低碳烯烃的问题，一方面能够在保证安全的情况下缩小反应器的尺寸，同时降低了油气在反应器内的停留时间，增加低碳烯烃的产率，另一方面能够减少催化剂的跑损，保证反应系统热量的充分利用。
为了实现上述目的，本发明提供一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法，该方法包括：连续地将含氧化合物原料在提升管型反应器中与催化剂接触进行脱水制烯烃的反应，产生富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂在油剂分离区进行分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂经提升管型反应器中的汽提段汽提后从所述提升管型反应器引出并输送至待生催化剂接收器；将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过催化剂料斗直接输送至流化床再生器，或先通过催化剂料斗输送至待生催化剂进料器后再输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂直接输送到催化剂料斗，或先从再生器引出并输送至再生催化剂接收器，然后再输送至催化剂料斗；将催化剂料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器后返回到所述提升管型反应器中。
优选地，该方法还包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，返回到所述提升管型反应器中，或者输送到所述提升管型反应器下部的催化剂混合器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。
优选地，该方法还包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。
优选地，该方法还包括：将经所述产品分离回收系统分离得到的C4 +烃类送入另一提升管型反应器进行进一步的反应。
优选地，其中，该方法还包括：将所述再生催化剂进料器中的再生催化剂送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，将得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中。
优选地，其中，该方法还包括：将所述提升管型反应器内的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂在所述另一提升管型反应器中分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，将分离后的催化剂送入待生催化剂接收器内。
优选地，其中，该方法还包括：将所述提升管型反应器内的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中。
优选地，其中，该方法还包括：将再生器内的再生催化剂直接送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂在所述另一提升管型反应器中分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，将待生催化剂直接送入所述再生器内进行再生。
优选地，其中，所述提升管型反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。
优选地，其中，所述另一提升管型反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。
优选地，其中，所述含氧化合物原料为选自醇类、醚类和脂类中的至少一种。
优选地，其中，所述含氧化合物原料为选自甲醇、乙醇、甲醚、乙醚、甲乙醚、碳酸二甲酯和甲酸甲酯中的至少一种。
优选地，其中，该方法还包括：通过设置在所述提升管型反应器中下游的一个或多个激冷介质线向所述提升管型反应器中注入激冷介质；所述激冷介质为激冷剂或冷却的催化剂；所述激冷剂为未预热的所述含氧化合物原料和/或水。
优选地，其中，所述催化剂为分子筛催化剂，其中的分子筛为硅铝磷酸盐分子筛和/或硅铝酸盐分子筛。
优选地，其中，所述脱水制烯烃的反应的条件为：反应温度为200～700℃，反应压力为0.5～10MPa。
优选地，其中，所述脱水制烯烃的反应的条件为：反应温度为250～600℃，反应压力为1～3.5MPa。
优选地，其中，所述进一步的反应的条件为：反应温度为200～700℃，反应压力为0.1～6MPa。
优选地，其中，通过过滤器使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂分离，所述过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，过滤器的2μm颗粒过滤精度为99.9％。
优选地，其中，使用反吹气对所述过滤器进行反吹，所述反吹气为选自含烃气体、干气、氮气和水蒸气中的一种或多种。
优选地，其中，该方法还包括：控制所述提升管型反应器中的反应压力与所述再生器中的再生压力之比为3～100:1。
优选地，其中，所述烧焦再生的条件为：再生温度为450～850℃，再生压力为0.1～3MPa，所述的含氧气氛为以空气、氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介质。
优选地，其中，所述烧焦再生的条件为：再生温度为550～700℃，再生压力为0.15～1.5MPa。
优选地，其中，所述提升管型反应器、再生器、再生催化剂进料器和再生催化剂接收器中的至少一个内设有内取热器。
优选地，其中，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.05～3重％。
优选地，其中，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.5～1重％。
本发明的由含氧化合物制取低碳烯烃的方法与现有的由含氧化合物制取低碳烯烃的方法相比，主要优点如下：
1、通过反应器和再生器之间的催化剂循环管线或取热器能使待生催化剂和再生催化剂混合后用于反应，能够为提升管反应器连续输送催化剂，维持提升管反应器的连续运转；
2、制低碳烯烃反应所需热量由热的再生催化剂直接传给反应物，气固的强烈混合避免了如固定床操作中热点的出现；
3、更重要的是，通过催化剂料斗的使用，反应器烃类气氛可以与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，能够确保工艺的安全运行；
4、更进一步的是，通过催化剂料斗的使用，可以灵活地调节反应器和再生器的操作压力，也就是说，可以在保持再生器常压或低压操作的情况下，提高反应器的操作压力，从而能够在不增加反应器大小的情况下提高装置的处理量；
5、采用过滤器使催化剂和反应产物分离，有效过滤掉反应产物中携带的催化剂粉尘，克服了原来采用旋风分离器分离催化剂和反应产物而产生的催化剂自然跑损问题；
6、将所述提升管型反应器中分离的部分C4 +烃类进入所述另一提升管型反应器进行进一步反应，增加了低碳烯烃的产率。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是按本发明的第一种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图；
图2是按本发明的第二种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图；
图3是按本发明的第三种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图；
图4是按本发明的第四种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图；
图5是按本发明的第五种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图；
图6是按本发明的第六种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
本发明还可以包括其它具体实施方式，并不限于上述六种。
附图标记说明
1提升管反应器 2内取热器 3密相床反应器 4汽提段
5沉降区 6过滤器 7再生器 8待生催化剂接收器
9催化剂料斗 10待生催化剂进料器 11再生催化剂接收器
12再生催化剂进料器 13外取热器 14内取热器
15内取热器 16管线 17管线 18管线 19管线
20管线 21管线 22管线 23管线 24进料线
25反应产物线 26烟气线 27管线 28预提升线。
201提升管反应器 202内提升管及分布板 203密相床反应器
204汽提段 205沉降区 206过滤器 207再生器
208待生催化剂接收器 209催化剂料斗 210再生催化剂接收器
211催化剂混合器 212再生催化剂进料器 213催化剂循环管线
214内取热器 215内取热器 216管线 217管线 218管线
219预提升线 220激冷介质线 221管线 222管线 223管线
224进料线 225反应产物线 226烟气线 227管线
301提升管反应器 302扩径提升管 303密相床反应器
304汽提段 305沉降区 306过滤器 307再生器
308待生催化剂接收器 309催化剂料斗 310待生催化剂进料器
311再生催化剂接收器 312再生催化剂进料器 313外取热器
314内取热器 315内取热器 316管线 317管线
318管线 319管线 320管线 321管线 322管线
323管线 324进料线 325反应产物线 326烟气线
327管线 328预提升线 329进料线 330另一提升管型反应器
331管线 332管线
401提升管反应器 402内提升管及分布板 403密相床反应器
404汽提段 405沉降区 406过滤器 407再生器
408待生催化剂接收器 409催化剂料斗 410再生催化剂接收器
411催化剂混合器 412再生催化剂进料器 413外取热器
414内取热器 415内取热器 416管线 417管线 418管线
419预提升线 420激冷介质线 421管线 422管线
423管线 424进料线 425反应产物线 426烟气线
427管线 428预提升线 429进料线 430管线
431第一反应区 432第二反应区 433缩径及快分
434汽提段 435沉降区 436过滤器 437管线 438管线
501提升管反应器 502内提升管及快分 503密相床反应器
504汽提段 505沉降区 506过滤器 507再生器
508待生催化剂接收器 509催化剂料斗 510待生催化剂进料器
511再生催化剂接收器 512催化剂进料器
513外取热器 514内取热器 515内取热器 516管线
517管线 518管线 519管线 520管线 521管线
522管线 523管线 524进料线 525反应产物线
526烟气线 527管线 528激冷介质线 529外取热器
530第一反应区 531第二反应区及缩径 532预提升线
533进料线 534管线 535管线
601第一反应区 602第二反应区 603缩径及快分
604汽提段 605沉降区 606过滤器 607再生器
608待生催化剂接收器 609催化剂料斗 610再生催化剂接收器
611催化剂混合器 612外取热器 613外取热器 614内取热器
615内取热器 616管线 617管线 618管线 619预提升线
620烟气线 621管线 622管线 623管线 624进料线
625反应产物线 626预提升线 627另一提升管型反应器
628快分 629沉降区 630汽提段 631过滤器 632反应产物线
633管线 634管线 635进料线 636催化剂进料器 637管线
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本发明中，术语“所述提升管型反应器”和“所述另一提升管型反应器”是指二个不同的反应器。本发明C4+烃类指C4及C4以上烃类。
本发明提供一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法，该方法包括：连续地将含氧化合物原料在提升管型反应器中与催化剂接触进行脱水制烯烃的反应，产生富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂在油剂分离区进行分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂经提升管型反应器中的汽提段汽提后从所述提升管型反应器引出并输送至待生催化剂接收器；将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过催化剂料斗直接输送至流化床再生器，或先通过催化剂料斗输送至待生催化剂进料器后再输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂直接输送到催化剂料斗，或先从再生器引出并输送至再生催化剂接收器，然后再输送至催化剂料斗；将催化剂料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器后返回到所述提升管型反应器中。
研究表明，含氧化合物与有一定积碳的催化剂接触有利于反应的快速进行，这是因为一方面，催化剂中的积碳作为活性中心不断与含氧化合物反应，引入烷基基团；另一方面，这些积碳也在不断地进行脱烷基化反应，生成乙烯和丙烯等低碳烯烃，即所谓的“烃池”反应。根据本发明的一种具体实施方式，可以从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出的一部分待生催化剂，将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后返回到所述提升管型反应器中，或者输送到所述提升管型反应器下部的催化剂混合器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中，用于反应；根据本发明的另一种具体实施方式，也可以从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出的一部分待生催化剂，将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。其中，从所述提升管型反应器或待生催化剂接收器引出的一部分待生催化剂可以经过催化剂循环管线进行输送，也可以经过外取热器取热降低温度进行输送。所述外取热器是本领域技术人员所熟知的，内部可以设置盘管、弯管等取热装置，用于降低流经其中的待生催化剂的温度。所述催化剂混合器可以与所述提升管型反应器相连，优选垂直相连，用于输入所述提升管反应器内的混合热再生催化剂、取热后再生催化剂、待生催化剂中的一种或几种，催化剂混合区温度可以为200～600℃，优选300～500℃，压力为0.5～10MPa。
根据本发明，本领域技术人员可以理解的是，所述富含低碳烯烃的油气经产品分离回收系统分离后可以得到一部分C4 +烃类，为了增加低碳烯烃的产率，可以将所述C4 +烃类送入所述另一提升管型反应器进行所述进一步的反应，将C4 +烃类裂化为低碳烯烃。
根据本发明的一种具体实施方式，可以将所述再生催化剂进料器中的再生催化剂送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中；其中，送入所述提升管型反应器所述油剂分离区的富含低碳烯烃的油气和催化剂可以与所述提升管型反应器中产生的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂混合后一起分离。
根据本发明的另一种具体实施方式，可以将所述提升管型反应器内的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂可以在所述另一提升管型反应器中分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，将分离后的催化剂送入待生催化剂接收器内。
根据本发明的进一步的一种具体实施方式，可以将经所述提升管型反应器汽提段汽提后的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中；其中，返回所述提升管型反应器的富含低碳烯烃的油气和催化剂可以与所述提升管型反应器中产生的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂混合后一起分离。
根据本发明更进一步的一种具体实施方式，可以将再生器内的再生催化剂直接送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂分离在所述另一提升管型反应器中，可以将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，可以将待生催化剂直接送入所述再生器内进行再生。
根据本发明，所述提升管型反应器和所述另一提升管型反应器是本领域技术人员熟知的，例如，可以是等直径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。另外，所述提升管型反应器沿垂直方向从下至上还可以设置预提升段、提升管、激冷介质线、扩径提升管、缩径、快分、汽提段、密相段、沉降区、催化剂混合器、过滤器等工业上常用装置，使所述提升管型反应器能够连续运行；其中，所述沉降区、过滤器等装置可以构成所述油剂分离区，所述油剂分离区也可以包括其它使待生催化剂和油气分离的装置，本发明并没有限制。根据本发明，所述提升管型反应器的密相床可以不形成密相床，即“零料位”。
根据本发明，所述含氧化合物原料是本领域技术人员所熟知的，可以是选自醇类、醚类和脂类中的至少一种，优选自甲醇、乙醇、甲醚、乙醚、甲乙醚、碳酸二甲酯和甲酸甲酯中的至少一种，也可以是其它工业或天然含氧化合物，本发明并没有限制。
由于含氧化合物制取烯烃是放热反应，根据本发明，所述提升管型反应器可以设置一个或多个激冷介质线，控制反应温度。根据本发明的一种具体实施方式，可以通过设置在所述提升管型反应器的中下游(相对于物料流向)的一个或多个激冷介质线向所述提升管型反应器中注入激冷介质；所述激冷介质可以为激冷剂或冷却的催化剂；所述激冷剂可以为未预热的所述含氧化合物原料和/或水。
根据本发明，所述催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，可以为分子筛催化剂，所述分子筛可以为硅铝磷酸盐类分子筛和/或硅铝酸盐分子筛，所述硅铝磷酸盐分子筛可以选自SAPO系列、SRM系列分子筛中的一种或几种，所述硅铝酸盐分子筛可以选自ZSM系列、ZRP系列分子筛中的一种或几种。另外，所述分子筛可以负载选自碱土金属、K、Mg、Ca、Ba、Zr、Ti、Co、Mo、Ni、Pt、Pd、La、Ce、Cu、Fe、B、Si、P、Sn、Pb、Ga、Cr、V、Sc、Ge、Mn、La、Al、Ni、Fe中的一种或几种元素。
根据本发明，所述提升管型反应器中的脱水制烯烃的反应和所述另一提升管型反应器中的所述进一步的反应可以采用本领域技术人员所熟知的能够生成低碳烯烃的反应条件，并且该二个反应可以采用基本相同的反应条件，也可以采用不同的反应条件。由于所述另一提升管型反应器中的反应原料与所述提升管型反应器中的反应原料不完全相同，因此优选的是根据所述另一提升管型反应器中的原料情况采用不同于所述提升管型反应器的所述进一步反应的反应条件，这是本领域技术人员可以理解的，其中，所述进一步的反应主要可以是C4 +烃类的裂化反应。优选的是，该二个反应器中的反应条件可以在，例如，下述范围内进行选择：反应温度可以为200～700℃，优选为250～600℃；反应压力可以为0.5～10MPa，优选为1～3.5MPa。
为了使所述另一提升管型反应器中反应后产生的富含低碳烯烃油气和待生催化剂进行分离，可以使用传统的旋风分离器，这是本领域技术人员所熟知的，本发明对此不进行详细描述。
根据本发明的一种优选的具体实施方式，可以通过过滤器使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂分离，其中，所述过滤器可以采用多孔材料制备，例如，可以选自金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料；所述过滤器的2μm颗粒过滤精度可达到99.9％，优选地，所述过滤器的1.2μm颗粒过滤精度可达到99.9％；另外，可以使用反吹气对所述过滤器进行反吹清理滤饼；反吹气可以为选自含烃气体、干气、氮气和水蒸气中的一种或几种。
在由含氧化合物制取低碳烯烃的方法中，当只使用一个所述提升管型反应器，并且所述提升管型反应器与再生器一样在常压或低压下操作时，若要增加所述提升管型反应器的处理量，就需要增加所述提升管型反应器的大小，这同样会增加投资和成本。为解决此问题，本发明采用的解决办法是：提高所述提升管型反应器的操作压力从而提高装置的处理量。由于本发明在所述提升管型反应器与再生器之间的催化剂物流通道中设置有催化剂料斗，使得控制所述提升管型反应器的操作压力高于再生器的操作压力成为了可能。
因此，根据本发明的一种优选的实施方式，在根据本发明提供的由含氧化合物取低碳烯烃的方法中，控制所述提升管型反应器中的反应压力与再生器中的再生压力之比为3～100:1。
根据本发明，所述催化剂料斗可使催化剂从所述提升管型反应器的高压烃或氢环境向再生器的低压氧环境，以及从再生器的低压氧环境向所述提升管型反应器的高压烃或氢环境安全和有效地转移。也就是说，通过使用催化剂料斗，一方面可以使所述提升管型反应器烃类气氛与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，确保本发明工艺方法的安全性，另一方面可以灵活地调控所述提升管型反应器和再生器的操作压力，尤其是在不提高再生器操作压力的情况下能够提高所述提升管型反应器的操作压力从而提高装置的处理量。
本发明所述的催化剂料斗是一种可使同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和烃类气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压，或者反之)之间进行切换的装置，其结构是相关技术领域所属技术人员所熟知的。通过催化剂料斗完成催化剂颗粒从高压烃环境向低压氧环境的转移的步骤可以包括：1、采用热氮气将已排空的催化剂料斗中残存的氧吹扫到再生器中；2、采用干气将氮气从催化剂料斗吹扫出去；3、采用干气对已排空的催化剂料斗加压；4、将来自待生催化剂接收器的待生催化剂填充到已排空的催化剂料斗中；5、通过排出加压催化剂料斗内的干气，对填充的催化剂料斗减压；6、用热氮气将干气从填充的催化剂料斗吹扫出去；7、将待生催化剂从填充的催化剂料斗排放到待生催化剂进料器。通过催化剂料斗完成催化剂颗粒从低压氧环境向高压烃环境的转移的步骤可以包括：1、采用热氮气将氧从填充再生催化剂的催化剂料斗吹扫到再生器中；2、采用干气将氮气从催化剂料斗吹扫出去；3、采用干气对填充的催化剂料斗加压；4、将再生催化剂从填充的催化剂料斗排放到再生催化剂进料器；5、通过排出加压催化剂料斗内的干气，对已排空的催化剂料斗减压；6、用热氮气将干气从已排空的催化剂料斗吹扫出去；7、将再生催化剂从再生催化剂接收器填充到已排空的催化剂料斗。
由于催化剂料斗是批次输送催化剂，根据本发明，所述再生催化剂进料器和待生催化剂循环线的作用是使催化剂向反应器地输送更加连续。然而本发明的发明人发现，流化床再生器内的待生催化剂输入和再生催化剂的输出也可以是成批次的，当催化剂料斗向再生器输送待生催化剂或再生器向催化剂料斗输送再生催化剂时，可以在再生器和催化剂料斗之间依靠重力，或通过提升线形成压力差进行输送，而无需设置待生催化剂进料器或再生催化剂接收器。
根据本发明，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂的总含碳量可以为0.05～3重％，优选为0.5～1重％。所述进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂可以来自再生催化剂进料器，也可以来自待生催化剂接收器和/或所述提升管型反应器，其中，来自所述再生催化剂进料器中的催化剂可以是再生催化剂，也可以是再生催化剂和待生催化剂的混合催化剂。本发明所述催化剂的总含碳量也称催化剂定碳，即催化剂上积炭含量，是指催化剂上积炭占催化剂的质量百分数。
根据本发明，若所述另一提升管型反应器与所述提升管型反应器相连通，本领域技术人员可以理解的是，两个提升管型反应器的压力可以是相同的，也就是说，若有需要，催化剂料斗也同样可以完成对所述另一提升管型反应器中催化剂的输送和转移。
根据本发明，所述烧焦再生的条件是本领域所属技术人员所熟知的，例如，再生温度可以为450～850℃，优选为550～700℃，再生压力可以为0.1～3MPa，优选为0.15～1.5MPa。所述的含氧气氛可以为以空气、氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介质。
由于含氧化合物制取低碳烯烃和待生催化剂的再生是都放热反应，可以在所述提升管型反应器、再生器、再生催化剂进料器和再生催化剂接收器中的至少一个内设置一个或多个内取热器，这是本领域技术人员所熟知的。所述内取热器可以是盘管、弯管等类型，通过内部流动的水、四氯化碳等液体，对反应器进行取热，其它工业上常用的内取热器，本发明也可以应用。
下面结合附图进一步说明本发明所具体实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。
第一种具体实施方式
图1是按本发明的第一种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图1所示，含氧化合物原料自进料线24进入提升管型反应器的提升管反应器1，与经预提升线28提升的来自管线23的催化剂接触进行脱水制烯烃的反应，反应后油气进入密相床反应器3，内取热器2取出密相床反应器3的多余热量，反应油气在密相床反应器3继续反应，产生的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂进入沉降区5，沉降后的待生催化剂返回密相床反应器3，富含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器6过滤后，富含低碳烯烃的油气经管线25送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降返回密相床反应器经汽提段4汽提，汽提后的部分待生催化剂经管线16送入待生催化剂接收器8，另一部分待生催化剂经外取热器13取热后送入再生催化剂进料器12。
来自待生催化剂接收器8的待生催化剂经管线17进入催化剂料斗9，降压后经管线18送入待生催化剂进料器10，经管线19送入流化床再生器7与来自管线27的主风逆流接触烧焦再生，多余热量经内取热器15取出(取热量可以通过取热物流量以及内取热器15埋入密相床层高度控制)，烟气经管线26送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线20送入再生催化剂接收器11，再生催化剂多余热量经内取热器14取出，取热后的再生催化剂经管线21送入催化剂料斗9，升压后经管线22送入再生催化剂进料器12与来自取热器13的待生催化剂混合后，经管线23送入提升管反应器1预提升段。
第二种具体实施方式
图2是按本发明的第二种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图2所示，来自管线223的催化剂与来自催化剂循环管线213的待生催化剂在催化剂混合器211中混合，经预提升线219预提升气提升后送入提升管型反应器的提升管反应器201，含氧化合物原料经进料线224进入提升管反应器201，与来混合器211的催化剂接触并发生脱水制烯烃反应，反应后油气在内提升管及分布板202继续反应，然后进入密相床反应器203，来自激冷介质线220的激冷介质进入提升管反应器201控制反应温度，未转化的原料在密相床反应器203与催化剂继续接触反应，多余反应热由内取热器215取出，得到富含低碳烯烃的油气和待生催化剂进入沉降区205沉降后，待生催化剂进入密相床反应器203，富含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器206过滤后，富含低碳烯烃的油气经管线225送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降返回密相床反应器203。待生催化剂在汽提段204汽提后，部分汽提后的待生催化剂经催化剂循环管线213返回催化剂混合器211，另一部分汽提后的待生催化剂经管线216送入待生催化剂接收器208。
来自待生催化剂接收器208的待生催化剂经管线217进入催化剂料斗209，降压后经管线221送入再生器207与来自管线227的主风逆流接触烧焦再生，烟气经管线226送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线215送入再生催化剂接收器210，再生催化剂多余热量经内取热器214取出，取热后再生催化剂经管线218送入催化剂料斗209，升压后经管线222送入再生催化剂进料器212，经管线223送入催化剂混合器211。
第三种具体实施方式
图3是按本发明的第三种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图3所示，含氧化合物原料自进料线324进入提升管型反应器的提升管反应器301，与来自管线323的催化剂接触反应并发生脱水制烯烃反应，反应后的油气进入扩径提升管302进行继续反应，继续反应后的油气进入密相床反应器303进行反应，得到的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂进入沉降区305沉降，沉降后的待生催化剂返回密相床反应器，富含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器306过滤后，富含低碳烯烃的油气经管线325送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降返回密相床反应器的汽提段304气体，汽提后的部分待生催化剂经管线316送入后待生催化剂接收器308，另一部分待生催化剂送入外取热器313取热后送入再生催化剂进料器312。
来自待生催化剂接收器308的待生催化剂经管线317进入催化剂料斗309，降压后经管线318送入待生催化剂进料器310，经管线319送入再生器307与来自管线327的主风逆流接触烧焦再生，多余热量经内取热器315取出(取热量可以通过取热物流量以及内取热器315埋入密相床层高度控制)，烟气经管线326送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线320送入再生催化剂接收器311，再生催化剂多余热量经内取热器314取出，取热后再生催化剂经管线321送入催化剂料斗309，升压后经管线322送入再生催化剂进料器312与来自外取热器313的待生催化剂混合后，分别经管线323、332送入提升管反应器301和另一提升管型反应器330。
来自管线332的催化剂进入另一提升管型反应器330预提升段，经来自预提升线328的预提升介质提升后进入另一提升管型反应器330，经产品分离回收系统分离的C4 +烃类经原料进料线329进入另一提升管型反应器330与催化剂接触进行进一步的反应，生成的富含低碳烯烃的油气经管线331进入密相床流化床303。
第四种具体实施方式
图4是按本发明的第四种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图4所示，来自管线423的催化剂与来自外取热器413的待生催化剂在催化剂混合器411中混合，经预提升线419预提升气提升后送入提升管型反应器的提升管反应器401，含氧化合物经进料线424进入提升管反应器401，与来催化剂混合器411的催化剂接触反应发生脱水制烯烃反应，反应后的产物及催化剂经内提升管及分布板402进入密相床反应器403，来自激冷介质线420的激冷介质进入提升管反应器401控制反应温度，未转化的原料在密相床反应器403与催化剂继续接触反应，多余反应热由内取热器415取出，生成的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂进入沉降区405沉降，待生催化剂进入汽提段404，含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器406过滤后，含低碳烯烃的油气经管线425送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的催化剂细粉沉降返回密相床反应器403。待生催化剂在汽提段404汽提，部分汽提后的待生催化剂经内取热器413返回催化剂混合器411，另一部分经管线430送入另一提升管型反应器的第一反应区431。经产品分离回收系统分离的C4 +烃类经管线429送入另一提升管型反应器的第一反应区431，与来自管线430的催化剂接触进行进一步的反应，反应生成的富含低碳烯烃的油气和催化剂进入第二反应区432继续反应，经缩径快分433送入沉降区435，富含低碳烯烃的油气及携带的催化剂细粉经过滤器436过滤后，油气经管线437送入分离回收系统(未图示)，催化剂经汽提段434汽提后经管线438、416送入催化剂循环系统。
来自待生催化剂接收器408的待生催化剂经管线417进入催化剂料斗409，降压后经管线421送入再生器407与来自管线427的主风逆流接触烧焦再生，烟气经管线426送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线415送入再生催化剂接收器410，再生催化剂多余热量经内取热器414取出，取热后再生催化剂经管线418送入催化剂料斗409，升压后经管线422送入再生催化剂进料器412，然后经管线423送入催化剂混合器411。
第五种具体实施方式
图5是按本发明的第五种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图5所示，含氧化合物经进料线524进入提升管型反应器的提升管反应器501，与来自管线523的催化剂接触反应进行脱水制烯烃的反应，反应后的产物及催化剂经内提升管及快分502进入密相床反应器503，来自激冷介质线528的激冷介质进入提升管反应器501控制反应温度，未转化的原料在密相床反应器503与催化剂继续接触反应，得到的富含低碳烯烃的油气和待生催化剂进入沉降区505，富含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器506过滤后，富含低碳烯烃的油气经管线525送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降进入密相床反应器503。待生催化剂经汽提段504汽提后，部分汽提后的待生催化剂经管线516送入待生催化剂接收器508，部分汽提后的待生催化剂经管线535送入另一提升管型反应器的第一反应区530，剩下的待生催化剂送入外取热器513取热后送入内提升管及快分502。经产品分离回收系统分离的C4 +烃类经管线533送入另一提升管型反应器的第一反应区530和第二反应区及缩径531，与来自管线535的经预提升线532的预提升气与提升的催化剂接触发生进一步的反应，反应生成的富含低碳烯烃的油气和催化剂经管线534送入密相床503。
来自待生催化剂接收器508的部分待生催化剂经外取热器529取热后送入再生催化剂进料器512，另一部分经管线517进入催化剂料斗509，降压后经管线518送入待生催化剂进料器510，经管线519送入再生器507与来自管线527的主风逆流接触烧焦再生，多余热量经内取热器515取出，烟气经管线526送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线520送入再生催化剂接收器511，再生催化剂多余热量经内取热器514取出，取热后再生催化剂经管线521送入催化剂料斗509，升压后经管线522送入再生催化剂进料器催化剂进料器512，来自待生催化剂508的待生催化剂经取热器529取热后送入再生催化剂进料器512，待生催化剂和再生催化剂混合后经管线523送入提升管反应器501。
第六种具体实施方式
图6是按本发明的第六种具体实施方式的含氧化合物制取低碳烯烃方法的流程示意图。
如图6所示，来自管线637的催化剂与来自外取热器613的待生催化剂在催化剂混合器611中混合，经预提升线619预提升气提升后送入提升管型反应器的第一反应区601，原料经进料线624进入第一反应区601，与来催化剂混合器611的催化剂接触发生脱水制烯烃的反应，反应后的产物及催化剂进入第二反应区602，未转化的原料在第二反应区602与催化剂继续接触反应，得到富含低碳烯烃的油气和待生催化剂经缩径及快分603进入沉降区605，富含低碳烯烃的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器606过滤后，富含低碳烯烃的油气经管线625送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降进入汽提段604。经汽提段汽提后的部分待生催化剂经管线616送入待生催化剂接收器608，部分送入外取热器613取热后经管线624送入催化剂混合器611，剩下部分经外取热器612取热后送入再生催化剂进料器636。
来自待生催化剂接收器608的待生催化剂经管线617进入催化剂料斗609，降压后经管线621送入再生器607与来自管线622的主风逆流接触烧焦再生，烟气经管线620送入后续能量回收、净化系统(未图示)，多余热量由内取热器615取出，再生催化剂送入再生催化剂接收器610，再生催化剂多余热量经内取热器614取出，取热后再生催化剂经管线618送入催化剂料斗609，升压后经管线623送入再生催化剂进料器636与来自外取热器612的待生催化剂混合后经管线637送入催化剂混合器611。
来自管线633的再生催化剂经预提升气626预提升后，与来自进料线635的C4 +烯烃在另一提升管型反应器627中进行进一步的反应，反应油气及催化剂经快分628分离出富含低碳烯烃的油气和待生催化剂，分离后的油气经沉降区629沉降，再经过滤器631过滤，过滤后的油气经管线632送入后续分离系统(未图示)，待生催化剂经汽提段630汽提，汽提后待生催化剂经管线634送入再生器607再生。
实施例1
实施例1按图1所示工艺进行，反应原料、催化剂、反应条件以及产品收率列于表1。
实施例2
实施例2按图3所示工艺进行，反应原料、催化剂、反应条件以及产品收率列于表1。
实施例3
实施例3按图2所示工艺进行，反应原料、催化剂、反应条件以及产品收率列于表2。
从表1可以看出，采用本发明的方法，乙烯和丙烯的收率能够高于现有工业工艺的水平；从表2可以看出，采用本发明方法，丙烯和汽油产率分别为65.9％和25.3％，高于现有工业工艺水平，并且由于本发明的反应系统压力高于现有工业装置，故在其它操作条件相同情况下，本发明反应系统的原料处理量高于现有工业装置。
表1
表2

Claims (24)

1.一种由含氧化合物制取低碳烯烃的方法，该方法包括：
连续地将含氧化合物原料在提升管型反应器中与催化剂接触进行脱水制烯烃的反应，产生富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；
使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂在油剂分离区进行分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂经提升管型反应器中的汽提段汽提后从所述提升管型反应器引出并输送至待生催化剂接收器；
将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过催化剂料斗直接输送至流化床再生器，或先通过催化剂料斗输送至待生催化剂进料器后再输送至流化床再生器，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；控制所述提升管型反应器中的反应压力与所述再生器中的再生压力之比为3～100:1；
将再生催化剂直接输送到催化剂料斗，或先从再生器引出并输送至再生催化剂接收器，然后再输送至催化剂料斗；
将催化剂料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器后返回到所述提升管型反应器中。
2.根据权利要求1的方法，该方法还包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，返回到所述提升管型反应器中，或者输送到所述提升管型反应器下部的催化剂混合器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。
3.根据权利要求1的方法，该方法还包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。
4.根据权利要求1的方法，该方法还包括：将经所述产品分离回收系统分离得到的C4 +烃类送入另一提升管型反应器进行进一步的反应。
5.根据权利要求4的方法，其中，该方法还包括：将所述再生催化剂进料器中的再生催化剂送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，将得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中。
6.根据权利要求4的方法，其中，该方法还包括：将所述提升管型反应器内的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂在所述另一提升管型反应器中分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，将分离后的催化剂送入待生催化剂接收器内。
7.根据权利要求4的方法，其中，该方法还包括：将所述提升管型反应器内的待生催化剂送入所述另一提升管型反应器与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到的富含低碳烯烃的油气和催化剂一起送入所述提升管型反应器的所述油剂分离区中。
8.根据权利要求4的方法，其中，该方法还包括：将再生器内的再生催化剂直接送入所述另一提升管型反应器内与所述C4 +烃类接触并进行所述进一步的反应，得到富含低碳烯烃的油气和待生催化剂；使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂在所述另一提升管型反应器中分离，将分离后的富含低碳烯烃的油气送入所述产品分离回收系统，将待生催化剂直接送入所述再生器内进行再生。
9.根据权利要求1的方法，其中，所述提升管型反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。
10.根据权利要求4的方法，其中，所述另一提升管型反应器为等直径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。
11.根据权利要求1的方法，其中，所述含氧化合物原料为选自醇类、醚类和脂类中的至少一种。
12.根据权利要求11的方法，其中，所述含氧化合物原料为选自甲醇、乙醇、甲醚、乙醚、甲乙醚、碳酸二甲酯和甲酸甲酯中的至少一种。
13.根据权利要求1的方法，其中，该方法还包括：通过设置在所述提升管型反应器中下游的一个或多个激冷介质线向所述提升管型反应器中注入激冷介质；所述激冷介质为激冷剂或冷却的催化剂；所述激冷剂为未预热的所述含氧化合物原料和/或水。
14.根据权利要求1的方法，其中，所述催化剂为分子筛催化剂，其中的分子筛为硅铝磷酸盐分子筛和/或硅铝酸盐分子筛。
15.根据权利要求1的方法，其中，所述脱水制烯烃的反应的条件为：反应温度为200～700℃，反应压力为0.5～10MPa。
16.根据权利要求15的方法，其中，所述脱水制烯烃的反应的条件为：反应温度为250～600℃，反应压力为1～3.5MPa。
17.根据权利要求4～8任意一项的方法，其中，所述进一步的反应的条件为：反应温度为200～700℃，反应压力为0.1～6MPa。
18.根据权利要求1、6或8的方法，其中，通过过滤器使富含低碳烯烃的油气和待生催化剂分离，所述过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，过滤器的2μm颗粒过滤精度为99.9％。
19.根据权利要求18的方法，其中，使用反吹气对所述过滤器进行反吹，所述反吹气为选自含烃气体、干气、氮气和水蒸气中的一种或多种。
20.根据权利要求1的方法，其中，所述烧焦再生的条件为：再生温度为450～850℃，再生压力为0.1～3MPa，所述的含氧气氛为以空气、氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介质。
21.根据权利要求20的方法，其中，所述烧焦再生的条件为：再生温度为550～700℃，再生压力为0.15～1.5MPa。
22.根据权利要求1的方法，其中，所述提升管型反应器、再生器、再生催化剂进料器和再生催化剂接收器中的至少一个内设有内取热器。
23.根据权利要求1、2或3的方法，其中，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.05～3重％。
24.根据权利要求23的方法，其中，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.5～1重％。
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