CN105983452B - 一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应系统的待生催化剂送入第一再生器与第一含氧气体接触并在500‑650℃下进行第一再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；将半再生催化剂送入第二再生器与第二含氧气体接触并在600‑750℃下进行第二再生，得到再生催化剂和第二再生烟气，将再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应系统中；其中，并列布置第一再生器和第二再生器。本发明的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法与现有再生方法相比，不仅更加安全，而且催化剂水热失活和跑损率都较低。

Description

一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法

技术领域

本发明涉及一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法。

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，其终端产品用于合成树脂、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，目前我国每年芳烃的消耗量超过2000万吨，但是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的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的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。然后，我国煤炭资源丰富，近年来在国家政策支持下，煤制甲醇、二甲醚和乙二醇等行业迅速发展，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，最早由美国美孚石油公司提出，其1979年申请的专利US4156698 A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US4590321 A中公开了利用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醚类等非芳烃化合物转化为芳烃的工艺；美国专利US4686312 A、US4724270 A、US4822939 A、US4822939 A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 101823929 B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到另一个反应器进行进一步芳构化，提高芳烃的收率和选择性。中国专利CN 101607858B、CN 102190546B、CN 102371176 B和CN 102371177 B等也分别公开了有机氧化物催化转化制芳烃工艺和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CN101823929 B主要提出反应产物循环芳构化对芳烃收率的影响，但这些专利仍未涉及有机氧化物制芳烃的反应再生系统。

中国专利CN 101244969 A公开了一种连续芳构化与催化剂再生的装置及其方法，该装置包括一个芳构化流化床与一个催化剂连续再生的流化床及设置在两个流化床之间的用于催化剂输送的管道和固体输送装置，但该专利并未提出再生系统的具体形式，并且存在一些问题：再生器只设一级气固分离系统，催化剂回收率低，造成昂贵的催化剂跑损严重；再生器型式为单段床层再生，为保证催化剂再生效率，再生温度最高可达750℃，由于催化剂夹带的焦炭中含有部分氢，燃烧后生成水，在高温和水蒸汽作用下催化剂水热失活严重，导致催化剂活性降低；再生器取热方式为内取热，并且只设置一根取热盘管，当盘管爆裂时取热介质大量窜入再生器，会导致再生器压力迅速升高，严重时甚至会引起爆炸。

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催化剂的再生方法，该方法克服了现有有机氧化物催化转化制芳烃催化剂再生方法的问题，一方面能够降低催化剂的失活，减少催化剂的跑损，另一方面还能够大大增加再生系统的安全性。

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催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应系统的待生催化剂送入第一再生器与第一含氧气体接触并在500-650℃的再生温度下进行第一再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；其中控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重％；

将所述半再生催化剂送入第二再生器与第二含氧气体接触并在600-750℃的再生温度下进行第二再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；

将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应系统中。

优选地，其中，并列布置所述第一再生器与所述第二再生器。

优选地，其中，所述第一再生器贫氧操作，以体积计，控制所述第一再生烟气中一氧化碳和二氧化碳的比例为0.2-3，所述第二再生器富氧操作，控制所述第二再生烟气中氧气的含量为0.5-15体％。

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。

优选地，其中，所述第一含氧气体为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种，所述第二含氧气体为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种；其中所述烟气为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种。

优选地，其中，将所述第一含氧气体预热后送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述第二含氧气体预热后送入第二再生器中用于再生。

优选地，其中，将所述第一含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述第二含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入第二再生器中用于再生。

优选地，其中，将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离。

优选地，其中，从所述第一再生器中取出一部分催化剂进入外取热器取热，然后将该外取热后的催化剂送入所述第二再生器中进行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中。

优选地，其中，通过控制所述外取热器的取热量来调整所述第一再生器的再生温度和/或所述第二再生器的再生温度。

优选地，其中，将所述半再生催化剂通过自重和/或提升风送入所述第二再生器中。

优选地，其中，将所述半再生催化剂通过提升风送回所述第一再生器密相床层中。

优选地，其中，将所述第二再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述再生催化剂分离。

优选地，其中，以重量计并以催化剂的总重量为基准，控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重％。

优选地，其中，将从所述第一再生器送出的第一再生烟气与从所述第二再生器送出的第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。

优选地，其中，将所述燃烧烟气进一步脱除所夹带的催化剂。

本发明提供的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法具有如下优点：

1、能够满足有机氧化物催化转化制芳烃催化剂再生的要求，保证反应所需的再生催化剂含碳量和活性，适合于有机氧化物催化转化制芳烃的工业化连续生产；

2、本发明的再生方法将待生催化剂依次经过第一再生器和第二再生器进行再生，第一再生器在低温贫氧操作下再生，能够除去催化剂中绝大部分氢，降低催化剂的高温水热失活，第二再生器在高温富氧操作下再生，能够除去催化剂中残余的碳，保证催化剂的活性，同时可降低烧焦用含氧气体用量和含氧气体压缩机耗功；

3、本发明并列布置两个再生器，对大型化、超大型化装置的方案选择具有更多的灵活性；

4、两个再生器均设置至少一组两级旋风分离器，同时设置烟气除尘装置，能够高效率地回收烟气中夹带的催化剂，降低催化剂的损耗，并减少烟气排放带来的环境污染；

5、相比于内取热器，本发明设置的外取热器，不仅能够取走催化剂烧焦放出的热量，控制第一再生器和第二再生器温度在适宜范围内，确保烧焦效果，减少催化剂的水热失活，而且还能够大大增加再生系统的安全性。

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再生系统；

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再生系统；

图3是本发明方法的进一步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再生系统。

附图标记说明

1第一再生器 2第二再生器 3混合燃烧烟道 4外取热器 5烟气除尘器

6第一辅助燃烧室 7第二辅助燃烧室 8含氧气体分布管 9再生斜管

10含氧气体分布环 11一再一级旋风分离器 12一再二级旋风分离器

13一再一级升气管 14一再一级料腿 15一再一级翼阀

16一再二级升气管 17一再二级料腿 18一再二级翼阀

19一再集气室 20一再烟道 21外取热器上斜管 22流化介质分布管

23外取热器下斜管 24外取热器下滑阀 25半再生斜管

26半再生滑阀 27半再生提升管 28二再一级旋风分离器

29二再二级旋风分离器 30二再一级升气管 31二再一级料腿

32二再一级翼阀 33二再二级升气管 34二再二级料腿

35二再二级翼阀 36二再集气室 37二再烟道 38待生斜管

39外取热器催化剂提升管

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催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应系统的待生催化剂送入第一再生器与第一含氧气体接触并在500-650℃的再生温度下进行第一再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；其中控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重％；将所述半再生催化剂送入第二再生器与第二含氧气体接触并在600-750℃的再生温度下进行第二再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应系统中。其中，本发明优选并列布置所述第一再生器和所述第二再生器。

由于有机氧化物催化转化制芳烃催化剂在高温和高水蒸汽分压时水热失活较为明显，故所述第一再生器为采用第一含氧气体的贫氧操作，再生温度为500-650℃，并且由于焦炭中氢的燃烧速度远远大于碳的燃烧速度，待生催化剂在第一再生器较为缓和的再生条件下，可烧掉焦炭中50重％-90重％的碳元素和60重％-100重％的氢元素，虽然大部分氢元素在第一再生器中烧掉变成水蒸汽，但由于烧焦温度较低，可以有效减小催化剂的水热失活。第二再生器为采用第二含氧气体的富氧操作，再生温度为600-750℃，再生条件比第一再生器苛刻，由于焦炭中氢元素在第一再生器内基本燃烧完全，第二再生器可以在高温低水蒸汽分压的条件下将催化剂上10重％-50重％的碳元素和0重％-40重％的氢元素完全燃烧，以减少催化剂的水热失活。

根据本发明，所述第一再生器中进行的所述第一再生是指进行贫氧操作，即控制第一再生烟气中不含有氧气，而含有一定比例的一氧化碳；所述第二再生器中进行的所述第二再生是指富氧操作，即控制第二再生烟气中含有过剩的氧气，一氧化碳全部转化为二氧化碳。优选地，以体积计，可以控制所述第一再生烟气中一氧化碳和二氧化碳的比例为0.2-3，可以控制所述第二再生烟气中氧气的含量为0.5-15体％。当所述待生催化剂进行第二再生后，以重量计并以催化剂的总重量为基准，可以控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重％。

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。

根据本发明，所述第一含氧气体和所述第二含氧气体均为含氧气体，本发明对其氧气含量、气体组成和来源并没有具体限制，只要能够达到所述贫氧操作和所述富氧操作的目的即可。例如，所述第一含氧气体可以为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种，所述第二含氧气体也可以为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种；其中所述烟气可以为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种。

根据本发明，正常操作时，可以将所述第一含氧气体直接送入所述第一再生器中用于再生，也可以将所述第二含氧气体直接送入所述第二再生器中用于再生。在开工时或者两个再生器温度下降时，可以通过将所述第一含氧气体预热后送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述第二含氧气体预热后送入第二再生器中用于再生，从而提高再生器的温度。所述预热的方式是本领域技术人员所熟知的，例如可以将用于再生的气体在辅助燃烧室或电加热器等设备中进行预热。

根据本发明，为保证用于再生的气体在第一再生器和第二再生器内分布均匀且与催化剂充分接触，以达到良好的烧焦效果和流化状态，可以将所述第一含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或可以将所述第二含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入第二再生器中用于再生。其中，所述含氧气体分布环上应该至少设置1个耐磨短管；所述含氧气体分布管一般采用树枝状分布管，每个树枝状的分支管上也应该至少设置1根耐磨短管，因此含氧气体分布管对气体的分布效果一般要优于含氧气体分布环。本发明中，由于大部分用于再生的气体从第二再生器底部进入且第二再生烟气不进入第一再生器，所以第一再生器和第二再生器优选设置含氧气体分布管。

根据本发明，为了回收烟气中夹带的催化剂，减少催化剂跑损，可以将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离，也可以将所述第二再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述再生催化剂分离。所述旋风分离器为本领域技术人员所熟知，本发明不再赘述。根据本发明的具体实施方式，所述第一再生器和/或第二再生器可以设置一组或多组两级旋风分离器。一般一组两级旋风分离器包括串联的一个一级旋风分离器和一个二级旋风分离器；当设置多组两级旋风分离器时，一级旋风分离器和二级旋风分离器的数量一般相同，之间可以通过升气管一对一连接，也可以将多个一级旋风分离器的升气管汇合成一个集合管后，再与多个二级旋风分离器连接，二级旋风分离器的升气管均与集气室连接，所述集气室可以设在再生器的内部，也可以设在再生器的外部。

根据本发明，由于第一再生器和第二再生器的温度控制对催化剂的热稳定性和活性起着重要作用，而再生烧焦会放出大量热，为维持再生器温度，可以从所述第一再生器中取出一部分催化剂进入外取热器取热，然后将该外取热后的催化剂送入所述第二再生器中进行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中，其中，可以将所述半再生催化剂通过提升风送回所述第一再生器密相床层中。本发明所述外取热器是本领域技术人员所熟知的，本发明可以至少设置一个外取热器，每个外取热器可以设置至少一组取热管束，每组管束都可以单独切除，当其中一组管束爆管时不会影响外取热器和再生系统的操作；所述外取热器的底部还可以设置至少一个流化介质分布管，所述流化介质分布管可以采用树枝状分布管，流化介质可以包括但不限于选自空气、蒸汽、氮气、烟气和其他惰性气体中的至少一种。进一步地，本发明还可以通过控制所述外取热器的取热量来调整所述第一再生器的再生温度和/或所述第二再生器的再生温度，即通过外取热器下滑阀控制催化剂循环量或通过调整流化介质流量，实现取热负荷0-100％调节，从而实现第一再生器和/或第二再生器的温度控制。

根据本发明的一种具体实施方式，由于第一再生器和第二再生器为并列式布置，因此可以将所述半再生催化剂通过自重和/或提升风送入所述第二再生器中。根据两个再生器相对标高的不同，半再生催化剂由第一再生器向第二再生器的输送方式有两种：当第一再生器底部比第二再生器底部高较多时，半再生催化剂可以直接由半再生斜管通过自重自流至第二再生器的底部；当第一再生器的底部比第二再生器的底部要低或者相同甚至略高一点时，半再生催化剂由半再生斜管流至半再生提升管，再利用半再生提升管中的提升风输送半再生催化剂至第二再生器底部，所述提升风可以包括但不限于选自主风、氮气和蒸汽中的至少一种。

根据本发明，由于第二再生烟气中含有过剩氧气，第一再生烟气中含有一氧化碳，因此可以将从所述第一再生器送出的所述第一再生烟气与从所述第二再生器送出的所述第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。这不仅可以提高混合烟气的温度，有利于后续系统回收热量，降低了含氧气体用量和含氧气体风机耗功，同时可避免烟气排放时CO浓度过高带来的环境污染。

根据本发明，第一再生器和第二再生器中烟气分别经过至少一组两级旋风分离器分离后仍可能夹带少量催化剂，因此可以将所述燃烧烟气进一步脱除所夹带的催化剂。在本发明的一种具体实施方式中，可以设置烟气除尘器进一步回收催化剂细粉，以降低催化剂成本。所述烟气除尘器内可以设置旋风分离器或过滤器。所述旋风分离器内可以设置至少一根旋风分离器或旋风分离单管，所述过滤器可以分区周期性地进行反吹，确保过滤器总体压差波动不大。分离催化剂后的烟气可以输送至能量回收系统，回收的催化剂可以自烟气除尘器底部输送至再生器或送出装置。

下面将结合附图提供本发明的具体实施方式，从而进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

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再生系统如图1所示。

第一再生器1和第二再生器2为并列式布置，且第二再生器2的标高比第一再生器1高。有机氧化物催化转化制芳烃反应系统来的待生催化剂首先通过待生斜管38进入第一再生器1上部，第一含氧气体经第一辅助燃烧室6预热后从第一再生器1下部的含氧气体分布环10进入，与待生催化剂逆流烧焦。部分催化剂经外取热器上斜管21进入外取热器4经来自流化介质分布管22的流化介质取热后，经外取热器下斜管23进入半再生提升管27中，其中，外取热器下滑阀24用来控制取热后催化剂的流量。高温的半再生催化剂自第一再生器1底部经半再生斜管25流出，经过半再生滑阀26控制流量后，与经外取热器4取热后的低温催化剂混合，通过半再生提升管27中的提升风将混合后的半再生催化剂输送至第二再生器2的底部。第二含氧气体经第二辅助燃烧室7预热后从含氧气体分布管8进入第二再生器2的底部，与半再生催化剂顺流烧焦，所得再生催化剂自第二再生器2密相床的上部由再生斜管9返回反应系统。

第一再生烟气通过一再一级旋风分离器11和一再一级升气管13进入一再二级旋风分离器12分离出绝大部分夹带的催化剂，经过分离的第一再生烟气通过一再二级升气管16、一再集气室19和一再烟道20进入混合燃烧烟道3；所分离的催化剂分别经过一再一级料腿14、一再一级翼阀15和一再二级料腿17、一再二级翼阀18返回第一再生器1中。第二再生烟气通过二再一级旋风分离器28、二再一级升气管30进入二再二级旋风分离器29分离出绝大部分夹带的催化剂，经过分离的第二再生烟气通过二再二级升气管33、二再集气室36和二再烟道37进入混合燃烧烟道3中；所夹带的催化剂分别经过二再一级料腿31、二再一级翼阀32和二再二级料腿34、二再二级翼阀35返回第二再生器2中。混合烟气进入混合燃烧烟道3燃烧后，进入烟气除尘器5进一步回收催化剂。

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再生系统如图2所示。

图2与图1的区别在于，从第一再生器1中取出的部分高温催化剂经过外取热器4取热后经过外取热器催化剂提升管39进入第一再生器1的密相床中。

本发明方法的进一步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再生系统如图3所示。

图3与图2的区别在于，第一再生器1和第二再生器2为并列式布置，但是第二再生器2的标高比第一再生器1低，因此从第一再生器1中输送出的半再生催化剂可以通过自重自流至第二再生器2的底部。

下面将通过实施例对本发明进行进一步说明，但是本发明并不因此而受到限制。

本发明实施例的再生系统如图1所示，有机氧化物催化转化制芳烃反应系统中的有机氧化物为工业甲醇，催化剂采用ZSM-5分子筛催化剂，反应系统来的待生催化剂焦炭含量为0.8重％左右。其中，第一再生器1中第一含氧气体为压缩空气，控制再生温度为590℃左右，顶部压力为0.205MPa(g)，第一再生烟气中CO与CO₂体积比为0.35左右，控制半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的10重％左右，控制半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的35重％左右，开工时第一辅助燃烧室6的温度为750℃，正常时第一辅助燃烧室6温度与第一含氧气体温度一致；第二再生器中第二含氧气体为压缩空气，控制再生温度为640℃左右，第二再生烟气中氧气含量为1.5体％左右，开工时第二辅助燃烧室7的温度为750℃，正常时第二辅助燃烧室7温度与第二含氧气体温度一致。混合燃烧烟道中，燃烧烟气的温度为700℃左右，烟气除尘器5采用第三级旋风分离器进行进一步回收催化剂，所回收的催化剂送回反应器中继续参与反应，所排放的烟气达到国家排放标准。外取热器4采用1.0MPa(g)、250℃的蒸汽作为流化介质。通过外取热器下滑阀24控制催化剂循环量或通过调整流化介质流量，实现取热负荷0-100％调节，从而实现第一再生器1和第二再生器2的温度控制。

采用上述有机氧化物催化转化制芳烃的催化剂再生方法，正常连续运转时，再生催化剂中焦炭含量可稳定维持0.05重％以下，再生催化剂活性和BTX(苯-甲苯-二甲苯混合物，应为Benzene-Toluene-Xylene，简称轻质芳烃)选择性能够满足有机氧化物催化转化制芳烃的要求，处理每吨有机氧化物催化剂消耗小于0.5kg，再生催化剂跑损率远低于现有工业催化剂再生时的跑损率。

Claims (15)

1.一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应系统的待生催化剂送入第一再生器与第一含氧气体接触并在500-650℃的再生温度下进行第一再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；其中控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重％；

将所述半再生催化剂送入第二再生器与第二含氧气体接触并在600-750℃的再生温度下进行第二再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；

将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应系统中；

从所述第一再生器中取出一部分催化剂进入外取热器取热，然后将该外取热后的催化剂送入所述第二再生器中进行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中；

所述催化剂为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述分子筛为ZSM-5分子筛。

2.根据权利要求1的方法，其中，并列布置所述第一再生器与所述第二再生器。

3.根据权利要求1的方法，其中，所述第一再生器贫氧操作，以体积计，控制所述第一再生烟气中一氧化碳和二氧化碳的比例为0.2-3，所述第二再生器富氧操作，控制所述第二再生烟气中氧气的含量为0.5-15体％。

4.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。

5.根据权利要求1的方法，其中，所述第一含氧气体为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种，所述第二含氧气体为选自空气、烟气、氧气、空气+氮气和氧气+氮气中的至少一种；其中所述烟气为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种。

6.根据权利要求1的方法，其中，将所述第一含氧气体预热后送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述第二含氧气体预热后送入第二再生器中用于再生。

7.根据权利要求1的方法，其中，将所述第一含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述第二含氧气体通过含氧气体分布环或含氧气体分布管送入第二再生器中用于再生。

8.根据权利要求1的方法，其中，将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离。

9.根据权利要求1的方法，其中，通过控制所述外取热器的取热量来调整所述第一再生器的再生温度和/或所述第二再生器的再生温度。

10.根据权利要求1的方法，其中，将所述半再生催化剂通过自重和/或提升风送入所述第二再生器中。

11.根据权利要求1的方法，其中，将所述半再生催化剂通过提升风送回所述第一再生器密相床层中。

12.根据权利要求1的方法，其中，将所述第二再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述再生催化剂分离。

13.根据权利要求1的方法，其中，以重量计并以催化剂的总重量为基准，控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重％。

14.根据权利要求1的方法，其中，将从所述第一再生器送出的第一再生烟气与从所述第二再生器送出的第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。

15.根据权利要求14的方法，其中，将所述燃烧烟气进一步脱除所夹带的催化剂。