CN105983379B

CN105983379B - 一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法

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Publication number: CN105983379B
Application number: CN201510043289.XA
Authority: CN
Inventors: 吴雷; 江盛阳; 余龙红; 程建民; 杨启业; 段丹; 黄泽川
Original assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Priority date: 2015-01-28
Filing date: 2015-01-28
Publication date: 2019-01-25
Anticipated expiration: 2035-01-28
Also published as: CN105983379A

Abstract

本发明公开了一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法，该方法包括：当装置内的催化剂没有建立循环的条件下，分别向反应器、第一再生器和第二再生器中送入催化剂并升温；当反应器、第一再生器和第二再生器的催化剂装入量和温度达到设定值，建立起装置内催化剂的循环，并向反应器中送入有机氧化物进行反应，直到装置进入正常运行。本发明的开工方法不仅可以满足芳构化装置快速开工的要求，而且可以减少开工时催化剂跑损。

Description

一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法

技术领域

本发明涉及一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法。

背景技术

芳烃是一种重要的有机化工基础原料，其中苯、甲苯和二甲苯(包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯)用途十分广泛，其终端产品的应用包括合成树脂、合成纤维、合成橡胶、涂料、染料和医药等领域。随着我国经济社会发展，对芳烃的需求也日益增长，目前我国每年消费量超过2000万吨，有一半需从国外进口。

苯、甲苯和二甲苯主要来源于石油化工工业，国内石油化工路线生产芳烃约占芳烃生产总量85％以上，生产技术主要包括：石脑油催化重整、乙烯裂解石脑油加氢抽提和低碳烃类芳构化等，其中石脑油催化重整芳烃产量约占石油化工路线芳烃产量80％，乙烯裂解石脑油加氢抽提芳烃产量约占16％。随着石油资源的日益枯竭，原油价格居高不下，给石油化工路线制取芳烃带来了较大的成本压力。我国的能源现状是多煤少油缺气，20世纪90年代以来伴随经济的持续增长，我国对外石油依赖度不断增加，1993年至1996年，我国对外石油依赖度基本在10％以内，到2000年首次超过30％，2007年达到50.5％，2013年达到57.39％，远超过国际上公认的30％警戒线。另一方面，我国煤炭资源丰富，近年来在国家政策支持下，煤制甲醇、二甲醚和乙二醇行业迅速发展，据统计2013年我国甲醇产量近2900万吨。因此，发展有机氧化物催化转化制芳烃技术以替代传统的石油化工路线，可以降低芳烃对石油原料的依赖度，对我国能源安全和芳烃生产行业有着重要的作用。

利用有机氧化物催化转化制芳烃的技术，早期由美国美孚石油公司提出，其1979年申请的专利US4156698A公开了利用含有分子筛的复合催化剂将C1-C4醇类或醚类化合物转化为低碳烯烃和芳烃的方法；1985年申请的专利US4590321A中提出了利用ZSM-5或ZSM-11等分子筛催化剂将C2-C12烷烃、C2-C12烯烃、C1-C5醇类和C2-C12醚类等非芳化合物转化为芳烃的工艺；美国专利US4686312A、US4724270A、US4822939A、US4822939A和US4049573A等也公开了在不同催化剂作用下甲醇或二甲醚制芳烃的方法。但这些美国专利的重点主要在于研究催化剂组成以及反应操作条件对芳烃转化率和选择性的影响，个别专利提出甲醇或二甲醚制芳烃的反应流程，但均没有明确提出有机氧化物制芳烃技术的反应再生系统、反应再生方法以及反应器和再生器型式。

目前，国内也有多家研究院所对有机氧化物制芳烃技术进行研发，主要包括清华大学、中国科学院山西煤炭化学研究所、中国石化上海石油化工研究院和中国科学院大连化学物理研究所等。中国专利CN 1880288A公开了以甲醇为原料在改性ZSM-5分子筛催化剂作用下制芳烃的工艺，该专利将一段反应器甲醇芳构化气相产物冷却后分离出低碳烃类和液相产物，液相产物经萃取分离得到芳烃和非芳烃，低碳烃类进入二段反应器进一步芳构化，从而提高芳烃的总选择性。中国专利CN 101823929B提出了一种甲醇或二甲醚制取芳烃的系统和工艺，甲醇或二甲醚先在芳构化反应器反应，反应产物中氢气、甲烷、混合C₈芳烃和部分C₉₊烃类作为产品，C₂₊非芳烃和除混合C₈芳烃及部分C₉₊烃类之外的芳烃则会循环入另一个反应器进一步芳构化，提高芳烃的收率和选择性。中国专利CN 101607858B、CN102190546B、CN 102371176B、CN 102371177B等也分别公开了有机氧化物催化转化制芳烃工艺、有机氧化物催化转化制芳烃催化剂及制备方法。上述专利同样着重于考察不同催化剂组成以及稀有金属、稀土金属改性对芳构化过程的影响，CN 1880288A和CN 101823929B主要提出反应产物循环芳构化对芳烃收率的影响。

有机氧化物催化转化制取芳烃工艺是以气相有机氧化物为原料，在高温和ZSM-5分子筛催化剂作用下发生芳构化反应生成芳烃的技术，操作变量如反应温度、反应压力、水醇比、床层空速、平衡剂积炭及反应(接触)时间等会对甲醇芳构化反应选择性产生影响。与成熟的催化裂化工艺类似，芳构化反应和催化剂烧焦再生连续进行，反应后含焦炭的待生催化剂进入再生器烧焦再生，再生催化剂由再生器进入反应器参与反应，同时往再生器补充适量的新鲜催化剂，维持催化剂活性和产品选择性稳定，使芳构化反应平稳进行。

现有催化裂化装置开工时，反应和再生系统的催化剂均从再生器装入。加剂初期，利用辅助燃烧室加热主风来使催化剂升温，辅助燃烧室加热主风的温度一般不超过780℃，当再生器内催化剂料位达到淹没燃烧油喷嘴时，且催化剂温度高于350℃时，喷入燃烧油加热催化剂，使催化剂快速升温。当再生器内催化剂达到一定料位且温度超过500℃时，打开再生滑阀向反应器转剂。第一次转剂完成后，关闭再生滑阀，再生器继续加剂、升温。当再生器料位和温度达到要求后，再次向反应器转剂。由于再生器远大于反应器，所以只需要一、二次转剂，就能建立起再生器和反应器之间的催化剂循环。任何装置开工过程都是相对不稳定过程，容易引起催化剂跑损，因此，这个过程越快越好。

有机氧化物催化转化制芳烃反应产品除了苯、甲苯和二甲苯等芳烃外，还副产大量的水和乙烯、丙烯等低碳烯烃、C5+汽油及有机氧化物，气体量大，气体产品平均分子量小，反应工艺气的体积流量大；相应的，有机氧化物芳构化过程生焦率很低，只有重油催化裂化的十分之一左右，另一方面，为降低催化剂的水热失活，再生系统采用不完全再生，再生烟气中含有CO，耗风指标低，因此，再生烟气体积流量小，反应器工艺气量约为再生器烟气量的8倍。因此，有机氧化物芳构化反应再生特点决定了反应器远大于再生器。

有机氧化物催化转化制芳烃装置与催化裂化装置具有不同的工艺特点：1)两器体积相差较大，反应器远大于再生器，与催化裂化装置完全相反；2)生焦率只有重油催化裂化的十分之一左右，有机氧化物催化转化制芳烃再生系统包括再生器、主风机、辅助燃烧室等配套设备均较小，开工加剂和升温速度低；3)正常操作时两器之间的催化剂循环量小，设置的斜管和滑阀也较小，开工时若由再生器向反应器转剂的话，转剂次数远大于催化裂化装置，大大加长了开工不稳定过程。

中国专利CN 100422294C公开了一种起动反应系统的方法，该反应系统是指使用包含金属铝磷酸盐分子筛等分子筛的系统，尤其是指容易由于与水分子接触而损失催化活性的包含金属铝磷酸盐分子筛的催化剂的系统。该方法提供了加热和装载活化分子筛的适当手段，以防止由于与水分子接触而发生的催化活性损失。该方法将催化剂装载到反应系统的反应器和再生器中，具体方法包括将催化剂装载到再生器中，在再生器中进一步加热，再循环到反应器中，之后与进料接触。芳构化反应工艺特点决定了这种催化剂由再生器循环到反应器的装载方式不适用于有机氧化物催化转化制芳烃的装置。

发明内容

本发明的目的是提供一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法，该方法将反应器和再生器分别加剂、升温，不再由再生器向反应器转剂，两器之间无催化剂循环，可以满足芳构化装置快速开工的要求，同时减少开工时催化剂跑损。

为了实现上述目的，本发明提供一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法，该装置包括流化床反应器、第一再生器和第二再生器，并且该装置被设置为催化剂可以从所述反应器依次流向第一再生器和第二再生器并从第二再生器返回反应器；其特征在于该方法包括：

a、向所述反应器中装入反应催化剂并用高温反应加热介质使所述反应催化剂加热和流化；直接向所述第二再生器中装入再生催化剂并用高温二再主风使第二再生器中的再生催化剂流化，将第二再生器中的再生催化剂加热；直接或通过所述第二再生器间接向所述第一再生器中装入再生催化剂并用一再主风或高温一再主风使第一再生器中的再生催化剂流化，将第一再生器中的再生催化剂加热；其中，控制所述反应器中的所述反应催化剂不从所述反应器流向所述第一再生器，控制所述第一再生器中的所述再生催化剂不从所述第一再生器流向所述第二再生器，控制所述第二再生器中的所述再生催化剂不从所述第二再生器流向所述反应器；

b、当所述第一再生器中再生催化剂的装入量高于30％一再催化剂需要量，且所述第二再生器中再生催化剂的装入量也高于30％二再催化剂需要量时，控制所述第一再生器中的所述再生催化剂能够从所述第一再生器流向所述第二再生器；

c、当所述第一再生器中再生催化剂的装入量达到一再催化剂需要量、所述第二再生器中再生催化剂的装入量达到二再催化剂需要量以及所述反应器中反应催化剂的装入量达到反应器催化剂需要量，且所述反应器内的温度高于350℃以及所述第一再生器内和所述第二再生器内的温度均高于500℃时，控制所述反应器中的所述反应催化剂能够从所述反应器流向所述第一再生器，并且控制所述第二再生器中的所述再生催化剂能够从所述第二再生器流向所述反应器；

d、将有机氧化物送入所述反应器，与反应器中的催化剂接触并发生芳构化反应；

e、将反应器、第一再生器和第二再生器中的催化剂的量控制为各自的需要量，将反应器的温度控制在400-600℃，将第一再生器的温度控制在500-650℃，并且将第二再生器的温度控制在600-750℃，使所述装置进入正常运行，并逐步停用反应器、第一再生器和第二再生器的热源输入，利用反应放热和再生烧焦放热维持最佳反应和再生温度即可。

优选地，其中，所述有机氧化物为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种；所述催化剂为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述反应催化剂和再生催化剂的焦炭含量为0.01-0.1重％。

优选地，其中在步骤a中，采用使用选自电、柴油、燃料气和天然气中的至少一种能源加热的热源控制所述高温反应加热介质的温度为400-1000℃，控制所述高温二再主风的温度为550-1000℃，控制所述一再主风的温度100～200℃，控制所述高温一再主风的温度为550-1000℃。

优选地，其中，步骤a中所述高温反应加热介质为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种，所述一再主风、高温一再主风和高温二再主风为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种。

优选地，其中在步骤a中，采用非蒸汽松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂、第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述非蒸汽松动介质选自氮气、氩气和氦气中的至少一种。

优选地，其中在步骤c中，采用反应松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述反应松动介质为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种；采用再生松动介质松动第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述再生松动介质为选自空气、烟气、氧气、蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种。

优选地，其中，当所述第一再生器的温度升至300-350℃，且第一再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第一再生器的温度升至550℃以上；和/或当所述第二再生器的温度升至300-350℃，且第二再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第二再生器的温度升至550℃以上。

优选地，其中在步骤d中，将所述有机氧化物预热至150-250℃后再送入所述反应器。

本发明提供的有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法具有如下优点：

1、反应器1和再生器2加剂量不同，催化剂终温不同，加剂速度和升温速度不同，两器分别加剂和升温，不仅控制灵活，而且减少催化剂跑损；

2、装剂前期，两器之间催化剂不循环，利用不同的热源和介质对反应器1和再生器2中催化剂加热升温，两器升温速度快，缩短开工时间；

3、开工时，各个斜管上滑阀打开之前，斜管采用非蒸汽松动介质松动，避免了斜管堵塞。

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是本发明方法的一种具体实施方式所采用的有机氧化物催化转化制芳烃的装置(即上下重叠设置第一再生器与第二再生器)；

图2是本发明方法的另一种具体实施方式所采用的有机氧化物催化转化制芳烃的装置(即并列设置第一再生器与第二再生器)。

附图标记说明

1 反应器 2 再生器 3 第一再生器 4 第二再生器

5 反应催化剂罐 6 再生催化剂罐 7 反应开工加热器

8 有机氧化物汽化器 9 主风机 10 二再开工加热器

11 待生斜管 12 待生滑阀 13 再生斜管 14 再生滑阀

15 半再生斜管 16 半再生滑阀 17 一再开工加热器

21 反应器加卸剂线 22 二再加卸剂线 23 反应加热介质

24 高温反应加热介质 25 液相有机氧化物 26 气相有机氧化物

27 主风 28 二再主风 29 高温二再主风 30 一再主风

31 高温一再主风 32 一再加卸剂线

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。

本发明提供一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法，该装置包括流化床反应器、第一再生器和第二再生器，并且该装置被设置为催化剂可以从所述反应器依次流向第一再生器和第二再生器并从第二再生器返回反应器；其特征在于该方法包括：

c、当所述第一再生器中再生催化剂的装入量达到一再催化剂需要量、所述第二再生器中再生催化剂的装入量达到二再催化剂需要量、所述反应器中反应催化剂的装入量达到反应器催化剂需要量，所述反应器内的温度高于350℃，且所述第一再生器内和所述第二再生器内的温度均高于500℃时，控制所述反应器中的所述反应催化剂能够从所述反应器流向所述第一再生器，并且控制所述第二再生器中的所述再生催化剂能够从所述第二再生器流向所述反应器；

根据本发明，所述反应器催化剂需要量、一再催化剂需要量和二再催化剂需要量可以根据具体装置的催化剂需要量来确定，不同的装置并不一定相同，且本领域技术人员能够确定，因此本发明并没有限制。例如，可以通过反应停留时间、有机氧化物质量空速、烧焦强度、烟气流速、旋风分离器翼阀高度等来确定反应器和再生器料位高度，并通过计算得到催化剂需要量，这是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述；当催化剂的料位达到一个固定值，即可认为催化剂装入量达到催化剂需要量。这里需要说明的是，由于反应器与再生器中的催化剂一直处于流化状态，所述催化剂的料位是指密相态催化剂的高度。

根据本发明，所述有机氧化物为本领域技术人员所熟知，可以为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种；所述有机氧化物催化转化制芳烃催化剂也为本领域技术人员所熟知，可以为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述分子筛优选为ZSM-5分子筛；所述反应催化剂是指开工装剂时送入反应器的催化剂，所述再生催化剂是指开工装剂时送入再生器的催化剂，二者优选相同或类似装置的平衡催化剂，控制催化剂的焦炭含量可以为0.01-0.1重％，也可以为平衡催化剂和新鲜催化剂混合物。

根据本发明，本领域技术人员可以理解的是，可以采用使用选自电、柴油、燃料气和天然气中的至少一种能源加热的热源控制所述高温反应加热介质的温度为400-1000℃，控制所述高温二再主风的温度为550-1000℃，控制所述一再主风的温度为100-200℃(即主风机出口温度)，控制高温一再主风的温度为550-1000℃，例如可以采用本领域技术人员所熟知的辅助燃烧室进行加热，本发明不再赘述。由于芳构化反应和再生烧焦均为放热过程，在有机氧化物进入反应器1后，随着反应及再生烧焦进行，放出的热量能够满足两器的热量需求后，可以逐步降低如图1所示的反应开工加热器7和二再开工加热器10负荷，直到完全停止。

根据本发明，所述高温反应加热介质一方面可以加热反应器中的反应催化剂，另一方面可以作为流化介质，赶走反应器中的空气，步骤a中所述高温反应加热介质可以为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种，所述一再主风、高温一再主风和高温二再主风可以为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种，本发明不再赘述。

根据本发明，在步骤a中，可以采用非蒸汽松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂、第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述非蒸汽松动介质可以为选自氮气、氩气和氦气中的至少一种。在步骤c中，可以采用反应松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述反应松动介质可以为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种；可以采用再生松动介质松动第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述再生松动介质可以为选自空气、烟气、氧气、蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种。

根据本发明的具体实施方式，如图1所示，正常操作时，为维持稳定的催化剂流化和输送，待生斜管11、再生斜管13和半再生斜管15每隔一定距离即引入松动介质，以松动催化剂，防止催化剂架桥或堆死。但开工加剂时，由于再生器不再向反应器装剂，待生滑阀12、再生滑阀14和半再生滑阀16处于关闭状态，由于斜管内催化剂不流动，温度较两器内催化剂温度低，若采用蒸汽或含有蒸汽的主风松动，容易因蒸汽冷凝而导致催化剂“和泥”，斜管堵塞。因此，在待生滑阀12、再生滑阀14和半再生滑阀16打开之前，待生斜管11、再生斜管13和半再生斜管15松动介质采用非蒸汽介质。

根据本发明，当所述第一再生器的温度升至300-350℃，且第一再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，可以采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第一再生器的温度升至550℃以上；和/或当所述第二再生器的温度升至300-350℃，且第二再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，可以采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第二再生器的温度升至550℃以上，这是本领域的常规手段，本发明不再赘述。

根据本发明，在步骤d中，可以将所述有机氧化物预热至150-250℃后再送入所述反应器，本发明也不再赘述。

根据本发明的具体实施方式，为减少有机氧化物催化转化制芳烃装置催化剂再生时的水热失活，本方法采用不完全再生的方式，再生器2由第一再生器3和第二再生器4组成，第一再生器3和第二再生器4可以为重叠式布置(如图1所示)或并列式布置(如图2所示)。当并列设置所述第一再生器3和第二再生器4时，在步骤a中，可以将所述再生催化剂直接从再生催化剂罐6送入所述第一再生器3以及直接送入所述第二再生器4，并分别进行加热；当上下重叠设置所述第一再生器3和第二再生器4且第一再生器3设置在第二再生器4的上方，并且第一再生器3与第二再生器4的连接处设置为允许夹带催化剂的气体通过时，其中在步骤a中，可以先将所述再生催化剂从再生催化剂罐6送入所述第二再生器4后，再从所述第二再生器4送入所述第一再生器3，同时第一再生器可以由来自第二再生器的高温二再主风进行加热，一再主风可以为主风机出口温度(100-200℃)，仅用来保持第一再生器内的催化剂处于流化状态即可。

下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

如图1所示，开工时，氮气(即反应加热介质)23进入反应开工加热器7加热至400-500℃，变成高温氮气24，注入反应器1。同时，常温催化剂自反应催化剂罐5通过反应器加卸剂线21加入反应器1，在反应器1中，常温催化剂与高温氮气充分接触并升温。为控制反应器1升温速度，氮气流量与加剂速度控制一定的比例关系，并根据反应器1的加剂进程和温度变化作相应的调整。

相应地，主风27通过主风机9升压后，分成两路：二再主风28进入二再开工加热器10加热至700-800℃，变成高温二再主风29后，注入第二再生器4中；一再主风30不经过二再开工加热器10直接进入第一再生器。常温催化剂自再生催化剂罐6通过二再加卸剂线22加入第二再生器4，与高温二再主风29充分接触并升温。催化剂进入第二再生器4后，在高温二再主风29流化和提升作用下，升温并向上流动进入第一再生器3；随着再生器2加剂进行，第一再生器3温度和催化剂料位升高，当两个再生器中催化剂料位达到30％各自的总料位后，打开半再生滑阀16，建立起第一再生器3和第二再生器4之间的催化剂循环，并继续往两个再生器加入催化剂至各自正常操作的料位；同时，将半再生斜管的松动介质由氮气切换成压缩空气。

在反应器1和再生器2各自加剂、升温过程中，待生滑阀12和再生滑阀14微开，仅是为了保证滑阀不被催化剂卡死，两器之间催化剂不循环。当反应器1催化剂料位也达到正常操作时的料位，且温度达到350℃以上，第一再生器3和第二再生器4催化剂料位达到各自正常操作时的料位，且温度不低于500℃时，打开待生滑阀12和再生滑阀14，建立起反应器1和再生器2之间的催化剂循环；同时，将待生斜管11和再生斜管13松动介质由氮气切换成蒸汽。

两器催化剂循环正常，且温度和催化剂料位维持与设定值基本相当，液相甲醇(即液相有机氧化物)25进入有机氧化物汽化器8升温汽化，变成气相甲醇26后进入反应器1底部的进料分布板，与再生器2来的高温再生催化剂充分接触，发生芳构化反应。反应后含焦炭的待生催化剂由反应器1密相床层上部通过待生斜管11进入第一再生器3，烧掉部分焦炭后，半再生催化剂通过半再生斜管15进入第二再生器4底部烧掉剩余的焦炭，再生催化剂自第二再生器4上部通过再生斜管13进入反应器1底继续参与反应。由此，建立起有机氧化物催化转化制芳烃装置连续反应和再生运行。此时，反应器、第一再生器和第二再生器中的催化剂料位均为正常操作时的料位，反应器的温度约为400-600℃左右，第一再生器的温度约为450-650℃左右，第二再生器的温度约为600-800℃左右。

由于甲醇芳构化反应和再生烧焦均为放热过程，在气相甲醇进入反应器1后，随着反应及再生烧焦进行，放出的热量满足两器的热量需求后，逐步降低反应开工加热器7和二再开工加热器10负荷，直到完全停止。

装置停工时，打开反应器加卸剂线21和二再加卸剂线22，分别向反应催化剂罐5和再生催化剂罐6卸剂。

本发明方法的另一种具体实施方式如图2所示。

图2与图1的区别在于，第一再生器3和第二再生器4并列布置；开工时，常温催化剂自再生催化剂罐6分别通过二再加卸剂线22加入第二再生器4，通过一再加卸剂线32加入第一再生器3；同时，一再主风进入一再开工加热器17加热变成高温一再主风后进入第一再生器3对再生器进行流化和加热。

Claims

1.一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法，该装置包括流化床反应器、第一再生器和第二再生器，并且该装置被设置为催化剂可以从所述反应器依次流向第一再生器和第二再生器并从第二再生器返回反应器；其特征在于该方法包括：

e、将反应器、第一再生器和第二再生器中的催化剂的量控制为各自的需要量，将反应器的温度控制在400-600℃，将第一再生器的温度控制在500-650℃，并且将第二再生器的温度控制在600-750℃，使所述装置进入正常运行，并逐步停用反应器、第一再生器和第二再生器的热源输入，利用反应放热和再生烧焦放热维持最佳反应和再生温度即可；

在步骤a中，采用热源控制所述高温反应加热介质的温度为400-1000℃，控制所述高温二再主风的温度为550-1000℃，控制所述一再主风的温度100～200℃，控制所述高温一再主风的温度为550-1000℃。

2.根据权利要求1的方法，其中，所述有机氧化物为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种；所述催化剂为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述反应催化剂和再生催化剂的焦炭含量为0.01-0.1重％。

3.根据权利要求1的方法，其中在步骤a中，所述热源使用选自电、柴油、燃料气和天然气中的至少一种能源加热。

4.根据权利要求1的方法，其中，步骤a中所述高温反应加热介质为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种，所述一再主风、高温一再主风和高温二再主风为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种。

5.根据权利要求1的方法，其中在步骤a中，采用非蒸汽松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂、第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述非蒸汽松动介质选自氮气、氩气和氦气中的至少一种。

6.根据权利要求1的方法，其中在步骤c中，采用反应松动介质松动反应器与第一再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以及第二再生器与反应器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述反应松动介质为选自蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种；采用再生松动介质松动第一再生器与第二再生器之间的催化剂输送管道内的催化剂以防止所述催化剂输送管道堵塞；所述再生松动介质为选自空气、烟气、氧气、蒸汽、氮气、氩气和氦气中的至少一种。

7.根据权利要求1的方法，其中，当所述第一再生器的温度升至300-350℃，且第一再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第一再生器的温度升至550℃以上；和/或当所述第二再生器的温度升至300-350℃，且第二再生器中的催化剂淹没燃烧油喷嘴时，采用燃烧油喷嘴喷入的燃烧油燃烧加热，将第二再生器的温度升至550℃以上。

8.根据权利要求1的方法，其中在步骤d中，将所述有机氧化物预热至150-250℃后再送入所述反应器。