CN109499485A - 一种烷烃脱氢-裂解制烯烃循环流化床反应装置 - Google Patents

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Abstract

一种烷烃催化脱氢‑裂解制烯烃的反应装置，包括催化脱氢‑裂解的反应器和反应器沉降段，反应器沉降段位于反应器的上部，其中，所述的反应器包括脱氢密相反应段、和裂解反应段，裂解反应段位于脱氢密相反应段的下方，裂解反应段的横截面的直径小于脱氢密相反应段的横截面的直径。该反应装置将脱氢裂解与催化脱氢相结合，总的反应温度和催化剂再生温度大幅度降低。反应装置沿着流体流动方向逐渐缩径，减少返混造成烯烃的二次转化。

Description

一种烷烃脱氢-裂解制烯烃循环流化床反应装置
技术领域
本发明涉及一种循环流化床反应装置，具体的，涉及一种烷烃脱氢-裂解制烯烃循环流化床反应装置。
背景技术
烯烃和二烯烃(乙烯、丙烯、丁烯、异丁烯、异戊二烯和丁二烯等)在合成树脂、塑料、高辛烷值汽油调和组分(甲基叔丁基醚、甲基叔戊基醚和烷基化油)及其它高附加值产品方面应用广泛。这些烯烃除了通过烃的蒸汽裂解(如乙烷蒸汽裂解，石脑油蒸汽裂解)、烯烃的催化裂解(如Superflex技术)、重油的催化裂解(如TMP、DCC技术)和重油催化热解(如CPP技术)等过程生产外，烷烃催化脱氢也是烯烃和二烯烃生产的重要技术路线。
烷烃脱氢作为合理利用丰富低碳烷烃资源、制备高附加值低碳烯烃的一条重要途径，日益受到人们的重视。
烷烃的脱氢是比较强的吸热反应，如丙烷和异丁烷脱氢，
C3H8→C3H6+H2ΔH°＝124.3kJ/mol
i-C4H10→i-C4H8+H2ΔH°＝117.6kJ/mol
在0.1MPa、25℃的反应热分别高达124.3和117.6kJ/mol。无论是采用何种类型的反应器，怎样有效地给反应供热，都是必须认真思考的问题。
烷烃的脱氢反应受热力学平衡的限制。在相同温度条件下，烷烃的分子越大，平衡转化率越高；对于同一种烷烃，温度越高，平衡转化率越高。乙烷脱氢制乙烯，如果采用催化脱氢的方法，受热力学平衡的限制，单程转化率太低，因而，目前乙烷脱氢采用的是蒸汽热解的技术，反应在800℃以上的高温条件下进行。丙烷、丁烷等的催化脱氢，在适宜的温度条件下可得到经济上可接受的单程转化率和烯烃选择性，因而，丙烷脱氢制丙烯、丁烷脱氢制丁烯或丁二烯，通常采用的是催化脱氢的方法。
对于正丁烷、戊烷和己烷等脱氢制单烯烃，单程转化率不高，一般不会超过50％。烷烃和烯烃不能通过简单的反应或精馏进行分离，必须采用萃取分离的方法才能实现烷烯分离，分离能耗高。生成的单烯烃化工利用少，需要进一步催化裂解成乙烯、丙烯才能提高附加值。
鉴于此，提出了本申请。
发明内容
本发明的一个目的是提供一种烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置，该反应装置将脱氢裂解与催化脱氢相结合，总的反应温度和催化剂再生温度大幅度降低。
本发明的另一个目的是提供一种烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置，该反应装置沿着流体流动方向逐渐缩径，减少返混造成烯烃的二次转化。
本申请的再一个目的是一种烷烃催化脱氢制烯烃的反应装置，该反应装置反应器内反应物和催化剂并流向上流动，可有效提高反应器内温度分布的均匀性，避免局部高温。
为实现本发明的发明目的，采用如下技术方案：
一种烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置，包括催化脱氢-裂解的反应器和反应器沉降段，反应器沉降段位于反应器的上部，其中，所述的反应器包括脱氢密相反应段、和裂解反应段，裂解反应段位于脱氢密相反应段的下方，裂解反应段的横截面的直径小于脱氢密相反应段的横截面的直径。
进一步，所述的反应器还包括缩径段，缩径段位于脱氢密相反应段上方，所述缩径段的横截面直径从下到上逐渐变小。
采用本发明提供的催化脱氢-裂解反应装置，将烷烃催化脱氢和裂解相结合，在同一个反应器内同时进行催化脱氢和催化裂解，将这些多碳链烷烃(譬如正烷烃、戊烷或者己烷等)转化成氢气和以乙烯、丙烯为主的烯烃。
一种利用上述反应装置的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的制备方法，烷烃裂解进入裂解反应段进行催化裂解反应，在裂解反应段内的平均温度控制在630-800℃，油气在裂解反应段的平均停留时间不超过30s，随后进入脱氢密相反应段；
同时，在脱氢密相反应段，经进料环管通入烷烃脱氢原料，新加入的烷烃脱氢原料与裂解反应后的产物的混合物在脱氢密相反应段内进行催化脱氢反应，在脱氢密相反应段的平均温度控制在550-650℃，油气在脱氢密相反应段的平均停留时间不超过50s；
随后脱氢密相反应段的产物一起进入缩径段，再经过后续分离，得到脱氢产物。
本申请的催化脱氢‐裂解反应装置进行的烷烃催化脱氢、裂解制烯烃的方法，催化脱氢裂解与催化脱氢相结合，总的反应温度和催化剂再生温度大幅度降低，从而降低了技术的难度和工程风险。
与现有技术相比，本申请的优势在于：
本申请的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃流化床反应装置以及方法，与蒸汽裂解烷烃工艺相比，不用稀释蒸汽，反应温度低，因而能耗低。此外，该催化过程投资少，不受规模的限制。
另外，本申请提供的反应装置结构简单，设备便于制造、安装和维护。
反应器内反应物和催化剂并流向上流动，可有效提高反应器内温度分布的均匀性，避免局部高温，从而减少热反应，提高烷烃脱氢烯烃的选择性。且反应器的缩径段沿流体流动方向逐渐缩径，减少返混造成的烯烃的二次转化，从而提高烯烃的收率和选择性。
附图说明
图1本申请的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置的一种实施方案。
具体实施方式
下面对本申请的烷烃脱氢-裂解制烯烃循环流化床反应装置进一步详细叙述。并不限定本申请的保护范围，其保护范围以权利要求书界定。某些公开的具体细节对各个公开的实施方案提供全面理解。然而，相关领域的技术人员知道，不采用一个或多个这些具体的细节，而采用其他的材料等的情况也可实现实施方案。
除非上下文另有要求，在说明书以及权利要求书中，术语“包括”、“包含”应理解为开放式的、包括的含义，即为“包括，但不限于”。
在说明书中所提及的“实施方案”、“一实施方案”、“另一实施方案”或“某些实施方案”等是指与所述实施方案相关的所描述的具体涉及的特征、结构或特性包括在至少一个实施方案中。因此，“实施方案”、“一实施方案”、“另一实施方案”或“某些实施方案”没有必要均指相同的实施方案。且，具体的特征、结构或者特性可以在一种或多种实施方案中以任何的方式相结合。说明书中所揭示的各个特征，可以任何可提供相同、均等或相似目的的替代性特征取代。因此除有特别说明，所揭示的特征仅为均等或相似特征的一般性例子。
密相输送段：该段床层直径较大，气速较低，催化剂流化密度较高，有利于气固两相的接触和反应。
稀相输送段：该段床层直径较小，气速较高，催化剂流化密度较低。目的：线速度提高，使油气快速离开反应器，减少烯烃的二次反应；催化剂密度低，也有利于减少二次反应，尤其是焦炭的生成；催化剂输送的需要。
术语“质量空时”是指催化剂的质量与每小时的进料质量之比。
术语“表观气速”为当床层流态化后流体逸出床层物料后的速度。它是循环流化床一个重要的操作参数。
术语“油气”在本申请中反应装置内的所有反应物以及产物的总和。
本申请中，裂解原料通常包括碳原子数大于等于4的烷烃，优选为：正丁烷、戊烷、己烷等。脱氢原料通常包括异丁烷、丙烷和乙烷。
本申请的进一步说明：
一方面，本申请的一种烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置，包括催化脱氢-裂解的反应器和反应器沉降段，反应器沉降段位于反应器的上部，其中，所述的反应器包括脱氢密相反应段、和裂解反应段，裂解反应段位于脱氢密相反应段的下方，裂解反应段的横截面的直径小于脱氢密相反应段的横截面的直径。
在某些事实方式中，所述的反应器还包括缩径段，缩径段位于脱氢密相反应段上方，所述缩径段的横截面直径从下到上逐渐变小。
在烷烃脱氢催化方面，对于碳原子数多的烷烃，譬如正丁烷、戊烷和己烷等脱氢制单烯烃，其单程转化率不高，一般不会超过50％。且生成烯烃不能通过简单的反应或精馏进行分离，必须采用萃取分离的方法才能实现烷烯分离，分离能耗高。生成的单烯烃化工利用少，需要进一步催化裂解成乙烯、丙烯才能提高附加值。将催化脱氢与裂解反应结合，可以将裂解原料碳原子数多的烷烃转化为附加值更高的乙烯、丙烯。
另一方面，如果单一的催化裂化反应，反应温度比较高，催化剂的寿命比较短。如果是催化脱氢与裂解反应相结合，在相同的脱氢裂解进料量和反应温度条件下，由于引入了脱氢原料，催化剂循环量增大，催化剂的再生温度降低，有利于延长催化剂的寿命。脱氢反应温度低，离开反应器的油气的温度比单一脱氢裂解油气的温度低100℃左右，可有效降低后续烯烃结焦的风险。
在裂解反应段内的下部设有裂解原料进料环管，在脱氢密相段内的下部设有脱氢原料进料环管。
在一实施方式中，催化剂提升管从裂解反应段下部伸入裂解反应段内，在裂解反应段外部，催化剂再生斜管与催化剂提升管相连接。
在一实施方式中，所述反应装置还包括稀相输送段，稀相输送段位于缩径段的上方。
在本申请中缩径段的横截面直径从下到上逐渐变小，稀相输送段与缩径段上端连接，脱氢密相段与缩径段下端连接，脱氢密相段另一端与裂解反应段连接，裂解反应段下端为封闭端。优选的，稀相输送段、脱氢密相段以及裂解反应段均为等径的管。
在本申请中，催化剂再生斜管完全置于反应器外，催化剂经提升管提升进入反应器。催化剂可以从反应器底部经提升管进入反应器，也可以根据反应器和再生器两器压力平衡和空间布局的需要，直接从反应器的侧面或经提升管提升后从侧面进入反应器。
在流化床反应装置中，如果将高温催化剂直接与油气接触，会造成局部高温、严重的热反应降低烯烃选择性等缺陷。本申请中，催化剂再生斜管与催化剂提升管在反应器外相连，且提升管从下部伸入反应器内，经预热的烷烃原料从反应器底部向上，与从提升管出口喷出的高温催化剂一起向上流动。不仅有利于原料与催化剂的充分接触和均匀混合，而且还有利于利用低温的原料和脱氢反应的强吸热效应，迅速降低催化剂的温度，避免局部高温引发的热反应，从而提高脱氢的选择性。此外，高温催化剂喷入密相床中，高的催化剂密度有利于终止自由基的传递，也有利于减少热反应，提高脱氢的烯烃选择性。
在本申请中，缩径段横截面的直径从下到上逐渐变小，包括多种方式，譬如，缩径段横截面的直径连续性的变小；或者，从缩径段的下端开始，先缩径变化、然后等径过渡、再缩径变化，依次变化，直到缩径段上部与稀相输送段下端连接处。
在某些实施方式中，催化剂提升管从反应器底部或者反应器下部侧面进入反应器内。优选，提升管从反应器底部进入反应器，提升管可以从底部任何位置竖直向上插入反应器；最优选，提升管与反应器同轴设置。
在某些实施方式中，提升管从反应器底部进入反应器，提升管的出口位于裂解反应段内。更优选，提升管在反应器内的高度不超过裂解反应段高度的2/3。
在某些实施方式中，提升管从反应器下部的侧面伸入到裂解反应段内，提升管的出口位于裂解反应段内。更优选，提升管在反应器内的高度不超过裂解反应段高度的2/3。
在某些实施方式中，提升管与在再生斜管为一体成型的。
在某些实施方式中，催化脱氢-裂解反应器的缩径段的形状为圆台状，圆台的母线与轴线的夹角应小于89°，最好小于45°。缩径段的高度根据密相段、稀相输送段的直径与缩径段的母线与轴线的夹角确定。
反应器的缩径段是为减小反应器内返混、保证催化剂顺利向上输送的连接反应器的脱氢密相段和稀相输送段的过渡段。
稀相输送段可以一部分伸入反应沉降器内，另一部分位于反应沉降器外部。稀相输送段也可以全部伸入反应沉降器内。
在某些实施方式中，反应器的稀相输送段与沉降器内的旋分器为承插式连接。这种连接方式可以使得催化剂与油气实现快速分离，不仅有利于减少脱氢生成的烯烃的二次反应，而且还降低了沉降器内的油气分压，可有效避免沉降器内的结焦现象。
在此，承插式连接方式是将稀相输送段的出口插入旋风器的进口内。
稀相输送段在沉降器以外部分的高度和反应器外提升管的高度的大小，根据反应器和再生器的具体布置确定。反应器和再生器的具体布置需要根据反应条件、再生条件和反应器与再生器的压力平衡的计算结果来确定。总的来说，反应器外提升管要尽可能短，反应器的位置尽可能低，以增大催化剂从再生器进入反应器的推动力和减小催化剂经提升管提升的阻力。
在某些实施方式中，催化剂提升管内还设有提升介质管，用于输送催化剂提升介质的提升介质管的一端位于反应装置外部，其另一端设在催化剂提升管内。提升介质管通过催化剂提升管的底部或者侧壁伸入催化剂提升管内。
在某些实施方式中，在本申请中，催化剂提升管、提升介质管均为等径的管道。
在某些实施方式中，提升介质管的出口端位于再生斜管下料口上缘以上的位置。通常，催化剂提升管竖直放置，再生斜管与催化剂提升管侧壁相连接，所以，再生斜管出口端也就是催化剂提升管侧壁的开口。
优选的，在轴向方向，提升介质管的出口端高出再生斜管下料口上缘的距离不超过0.1m。更优选的，提升介质管的出口端与再生斜管下料口上缘处于同一水平面。
在某些实施方式中，反应器的横截面为圆形，催化剂提升管与反应器呈同轴设置。
催化剂提升管的底部可以为封闭的，也可以为开口状态。只要在催化剂提升管内的提升介质在不断向上运行的过程中，在再生斜管下料口附近会形成负压即可，这样可以增大催化剂从再生器进入反应器的推动力。
在某些实施方式中，催化剂提升管的底部为封闭状态。
本申请通过在反应器内部设置催化剂提升管，再生斜管在反应器外与催化剂提升管连接。在提升介质的抽吸和推动下，再生催化剂沿着提升管不断向上运行的过程中，在再生斜管下料口附近会形成负压，增大催化剂从再生器进入反应器的推动力。另外，在提升介质推动下，催化剂从提升管上端口高速喷出，有利于高温催化剂与反应段内的催化剂快速混合，避免了床层内形成局部高温。更优选的，为了保证预提升管对催化剂具有良好的抽吸和推动作用，预提升管出口可在提升管中轴线上的位置。
对于再生斜管出口位置根据再生斜管的角度、提升管的长度和提升管出口位置确定。在本申请中，再生斜管与催化剂提升管相连接处，从催化剂提升管在提升管上的开口上缘至催化剂提升管出口的距离大约为0.1m～2.0m，最好为0.3m～1.0m。
本申请的反应装置中，为了达到降低气速以使催化剂沉降的目的，沉降器的直径要大于反应段的直径。
在某些实施方式中，在反应器内，催化剂提升管的下方设有裂解原料进料环管。进料系统靠近裂解反应段底部。优选的，进料环管为一个或多个布置在同一平面上的环形管，在环形管上设有喷嘴。
其中，喷嘴的方向可以朝向上或者朝向下，优选，朝向下的方向。
为了使得催化剂与原料在反应器内充分接触反应，在反应段内、进料分布器的上部设有格栅或者多孔分布板。最好是开孔率不大于50％的分布板。
在某些实施方式中，反应器内、进料口的上部设有的相邻两层格栅或者多孔分布板之间的距离为0.01～2.0m；优选，0.1～0.7m。通过格栅或多孔分布板的设置不断改变气体和催化剂的分布，促进原料与催化剂充分接触反应，提高气固接触和反应效率。
在反应装置顶端设有油气出口，反应器沉降段内设有旋风分离器，旋风分离器与油气出口相连。
在本申请中，待生催化剂可以从反应器沉降段靠近底部的侧面抽出，经待生斜管进入再生器内。待生催化剂可以直接进入再生段密相床，也可以进入再生器沉降段。优选的，待生催化剂进入再生器沉降段。催化剂待生剂进入再生器沉降段，处于稀相流化状态，有利于焦炭快速烧除。
本申请提供的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置可以与现有技术公开的催化剂再生器结合进行循环流化裂解-脱氢反应。
在某些方式中，催化剂再生器包括催化剂再生段和再生沉降段，再生段位于沉降段的下部，反应器沉降段的下部与再生沉降段的下部通过待生斜管连接；再生斜管的一端与催化剂提升管连接，另一端与再生段的底部连接。
另一方面，利用上述烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置进行的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的制备方法，烷烃裂解进入裂解反应段进行催化裂解反应，在裂解反应段内的平均温度控制在630-800℃，油气在裂解反应段的平均停留时间不超过30s，随后进入脱氢密相反应段；
同时，在脱氢密相反应段，经进料环管通入烷烃脱氢原料，新加入的烷烃脱氢原料与裂解反应后的产物的混合物在脱氢密相反应段内进行催化脱氢反应，在脱氢密相反应段的平均温度控制在550-650℃，油气在脱氢密相反应段的平均停留时间不超过50s；
随后脱氢密相反应段的产物一起进入缩径段，再经过后续分离，得到脱氢产物。
在某些实施方式中，在裂解反应段内，反应温度控制在680～730℃之间。
在某些实施方式中，在裂解反应段内，气体的表观气速控制在0.3～10m/s。优选为0.5～5.0m/s。
在某些实施方式中，在裂解反应段内，油气在脱氢裂解区的平均停留时间不超过10s。
在某些实施方式中，在脱氢密相段内，反应温度控制在580～610℃之间。
在某些实施方式中，在脱氢密相段内，气体的表观气速控制在0.1～5.0m/s。优选为0.5～1.5m/s。
在某些实施方式中，在裂解反应段内，油气在脱氢裂解区的平均停留时间不超过20s。
在本申请中，裂解反应与催化脱氢反应均使用同一催化剂，即非贵金属脱氢催化剂。譬如：申请人的中国专利第ZL 2011 1012 3675.1号中公开的非贵金属环保型脱氢催化剂。
本申请提供的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的制备方法，裂解反应的后的油气直接进入脱氢密相段，在脱氢密相段另外引入脱氢原料(譬如丙烷、乙烷)。由于脱氢原料的引入，催化剂循环量增大，且催化剂的再生温度低于单一发生裂解反应段内的温度。催化剂再生温度的降低，有利于延长催化剂的寿命，降低后续处理烯烃时出现结焦现象。
在本申请中，所述的提升介质可以是脱氢原料、水蒸汽、氮气、氢气、干气或其它的小分子烃等，优选，提升介质包括水蒸气。采用水蒸气，气提效果比氮气好，而且还因氮气用量少而降低了氮气的消耗量。水蒸气在进入气压机之前就冷凝成了水，不进入后续的压缩和分离过程；而采用氮气气提，氮气则会进入整个压缩和分离过程，包括PSA的氢气分离过程，这不仅会增大设备的投资、整个过程的能耗，而且还会降低干气的热值。因而本发明采用水蒸气替代干气进行待生剂的气提，可降低投资和装置的运行费用。
下面的实施例仅仅进一步说明本发明，但不限制与本发明的保护范围。
实施例1：
本实施例参考附图1所示，为本申请提供的烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置与催化剂再生装置联合使用。这两套装置可以分开使用，分别与现有技术的其他反应装置或者催化剂再生装置联合使用。
烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置包括催化脱氢-裂解的反应器和反应器沉降段8，反应器沉降段8位于反应器的上部。其中，所述的反应器包括缩径段7、脱氢密相反应段6、和裂解反应段5，缩径段7位于脱氢密相反应段6上方，裂解反应段5位于脱氢密相反应段6的下方。所述缩径段7的横截面直径从下到上逐渐变小，裂解反应段5的横截面的直径小于脱氢密相反应段6的横截面的直径。
在脱氢密相段6的下部设有脱氢原料进料环管4，裂解反应段5的下部设有催化裂解原料进料环管3。
催化剂提升管2从裂解反应段5下部伸入反应器内，在反应器外部，催化剂再生斜管20与催化剂提升管2相连接。
反应器的缩径段7是脱氢密相段6和稀相输送段21的过渡段。缩径段的母线与轴线的夹角小于89°，最好小于45°。缩径段的高度根据脱氢密相段、稀相输送段的直径与缩径段的母线与轴线的夹角确定。
催化剂提升管2从反应器底部伸入反应器的裂解反应段5，优选，催化剂提升管2从反应器底部中心伸入反应器的裂解反应段5。提升介质管1经催化剂提升管2的底部伸入到催化剂提升管2内。在反应器外，催化剂再生斜管20与催化剂提升管2相连接，提升介质管的出口端高出再生斜管下料口上缘的距离不超过0.1m。更优选的，提升介质管的出口端与再生斜管下料口上缘处于同一水平面。
反应器中各段的横截面为圆形，催化剂提升管以及提升介质管的横截面均为圆形。且催化剂提升管2、反应器以及沉降器8均同轴设置。
在反应器的裂解反应段5内的裂解原料进料环管3位于催化剂提升管2出口的下方。在进料环形(3，4)上设有喷嘴，喷嘴的方向可以朝向上或者朝向下，优选，朝向下的方向。在反应器的裂解反应段5、脱氢密相段6和缩径段内、进料环形管3的上部设有格栅或者多孔分布板。相邻两层格栅或者多孔分布板之间的距离为0.01～2.0m；优选，0.1～0.7m。
在反应装置的沉降段8的顶端设有油气出口11，反应器沉降段8内设有旋风分离器10，旋风分离器10与油气出口11相连。
上述的催化剂再生斜管20与再生装置的催化剂再生段15的底部连接。催化剂待生斜管12的第一端与反应器沉降段8靠近底部的侧面连接，催化剂待生斜管12的第二端与再生装置的催再生沉降段13连接。所述的再生装置的再生沉降段13位于再生段15的上部。
在再生沉降段13与催化剂再生段15的外部设有外循环管16，外循环管16的一端连接催化剂再生段15的下侧部，另一端连接再生沉降段13的下侧部。
在再生沉降段13的顶部设有烟气出口14，再生沉降段13内设有旋风分离器10，旋风分离器10与烟气出口14相连。
实施例1的反应-再生装置的工艺流程如下：裂解反应原料经过进料环形管3的喷嘴进入反应装置的裂解反应段5内，高温再生催化剂流入催化剂提升管20内，在提升介质抽吸和推动的作用，沿着催化剂提升管20向上喷入裂解反应段5内。高温催化剂与原料一并在反应段内向上流动，在此过程中，原料与催化剂接触进行催化反应。在向上流动过程中，混合物进入脱氢密相段6内。脱氢原料经进料环管4的喷嘴进入脱氢密相段6内，来自裂解反应段的油气与新引入的脱氢原料混合，与催化剂一起向上流动，进入缩径段7内。由于缩径段从下到上是缩径变化，气体的平均线速度逐渐升高，可以有效的减少气相返混现象。
然后在提升介质的带动下，夹带着催化剂进入反应器沉降段8内，携带催化剂的产物经过旋风分离器分离后，产物经油气出口流出。分离出的催化剂最后经气提介质9在反应器沉降段靠近底部的侧面抽出、并进入催化剂待生管12，然后进入再生装置沉降段13内。
在再生装置内，在再生段密相段内喷入空气18和燃料17，燃料气体燃料，也可以是不含硫和金属的液体燃料，在再生段内将待生催化剂的焦炭烧除，在烟气的推动下，催化剂进入再生沉降段13，沉降段内的催化剂部分通过外循环管再次返回到沉降段底部。再生催化剂经过催化剂再生斜管20进入催化剂提升管2内。在反应器4内进行如上述的反应，实现循环反应-再生反应。
实施例2
本实施例与实施例1相比，反应器的稀相输送段与沉降器内的旋分器10为承插式连接。这种连接方式可以使得催化剂与油气实现快速分离，不仅有利于减少脱氢生成的烯烃的二次反应，而且还降低了沉降器内的油气分压，可有效避免沉降器内的结焦现象。
实验例1：
以纯正丁烷为脱氢裂解原料，以纯丙烷为脱氢原料，二者进料质量比为1：2。催化剂为根据ZL 2011 1012 3675.1生产的非贵金属环保型催化剂。实验例2-3也都采用该催化剂。
脱氢裂解区的平均温度控制在700℃，油气在脱氢裂解区的平均停留时间为5s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为1.7m/s。
脱氢区的平均温度控制600℃，反应器沉降段的压力(以烃分压计)为0.042MPa，油气(包括脱氢裂解油气)在脱氢区的平均停留时间为8s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为1.0m/s。产物分布见表1。
实验例2：
以纯正丁烷为脱氢裂解原料，以纯异丁烷为脱氢原料，二者进料质量比为1：2。
脱氢裂解区的平均温度控制在700℃，油气在脱氢裂解区的平均停留时间为4s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为1.8m/s。
脱氢区的平均温度控制580℃，反应器沉降段的压力(以烃分压计)为0.044MPa，油气(包括脱氢裂解油气)在脱氢区的平均停留时间为7s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为0.8m/s。产物分布见表1。
实验例3：
以混合戊烷(正戊烷55wt％+异戊烷45wt％)为脱氢裂解原料，以纯丙烷为脱氢原料，二者进料质量比为1：2。
脱氢裂解区的平均温度控制在690℃，油气在脱氢裂解区的平均停留时间为4.5s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为1.7m/s。
脱氢区的平均温度控制600℃，反应器沉降段的压力(以烃分压计)为0.048MPa，油气(包括脱氢裂解油气)在脱氢区的平均停留时间为8s，油气在该区的实际反应条件下的表观气速为1.0m/s。产物分布见表1。
表1实施例1-3脱氢裂解产物收率，wt％

Claims (10)

1.一种烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的反应装置，包括催化脱氢-裂解的反应器和反应器沉降段，反应器沉降段位于反应器的上部，其中，所述的反应器包括脱氢密相反应段、和裂解反应段，裂解反应段位于脱氢密相反应段的下方，裂解反应段的横截面的直径小于脱氢密相反应段的横截面的直径。
2.根据权利要求1所述的反应装置，其特征在于，所述的反应器还包括缩径段，缩径段位于脱氢密相反应段上方，所述缩径段的横截面直径从下到上逐渐变小。
3.根据权利要求1或2所述的反应装置，其特征在于，在裂解反应段内的下部设有裂解原料进料环管，在脱氢密相段内的下部设有脱氢原料进料环管；
优选，所述反应装置还包括稀相输送段，稀相输送段位于缩径段的上方。
4.根据权利要求1-3任一项所述的反应装置，其特征在于，催化剂提升管从裂解反应段下部或者侧部伸入裂解反应段内，在裂解反应段外部，催化剂再生斜管与催化剂提升管相连接；
或者催化剂再生斜管直接伸入裂解反应段内。
5.根据权利要求1-4任一项所述的反应装置，其特征在于，催化剂提升管内还设有提升介质管，提升介质管通过催化剂提升管的底部或者侧壁伸入催化剂提升管内；
优选，提升介质管的出口端位于再生斜管下料口上缘以上的位置；
更优选，在轴向方向，提升介质管的出口端高出再生斜管下料口上缘的距离不超过0.1m；
最优选，提升介质管的出口端与再生斜管下料口上缘处于同一水平面。
6.根据权利要求1-4任一项所述的反应装置，其特征在于，催化剂提升管从反应器底部或者反应器下部侧面进入反应器内；
优选，提升管从反应器底部进入反应器；
更优选，提升管的出口位于在裂解反应段内；
最优选，提升管在反应器内的高度不超过裂解反应段密相输送段高度的2/3。
7.根据权利要求1-4任一项所述的反应装置，其特征在于，催化脱氢-裂解反应器的缩径段的形状为圆台状，圆台的母线与轴线的夹角应小于89°，最好小于45°。
8.根据权利要求1-7任一项所述的反应装置，其特征在于，反应器的稀相输送段与沉降器内的旋分器为承插式连接。
9.一种利用权利要求1-8任一项所述的反应装置进行烷烃催化脱氢-裂解制烯烃的制备方法，包括：烷烃裂解进入裂解反应段进行催化裂解反应，在裂解反应段内的平均温度控制在630-800℃，优选，680～730℃之间，油气在裂解反应段的平均停留时间不超过30s，优选，不超过10s，随后进入脱氢密相反应段；
同时，在脱氢密相反应段，经进料环管通入烷烃脱氢原料，新加入的烷烃脱氢原料与裂解反应后的产物的混合物在脱氢密相反应段内进行催化脱氢反应，在脱氢密相反应段的平均温度控制在550-650℃，优选，580～610℃，油气在脱氢密相反应段的平均停留时间不超过50s，优选，不超过20s；
随后脱氢密相反应段的产物一起进入缩径段，再经过后续分离，得到脱氢产物。
10.根据权利要求9所述的制备方法，其特征在于，在裂解反应段内，气体的表观气速控制在0.3～10m/s，优选为0.5～5.0m/s；
在脱氢密相段内，气体的表观气速控制在0.1～5.0m/s，优选为0.5～1.5m/s。
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