CN111099945A - 一种提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置 - Google Patents
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Abstract
本发明属于低碳烯烃制备技术领域，公开了一种提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法，来自再生器的再生催化剂经再生剂冷却器冷却降温至低于甲醇转化反应温度，进入转化反应器，循环使用。本发明采用再生剂冷却技术，打破了反应再生系统的热量平衡，降低再生剂进入转化反应器的温度，消除再生剂温度过高而引起的转化反应器内的局部过热，使转化反应器的床层温度分布更加均匀，大大促进了甲醇转化制低碳烯烃等理想反应，抑制了低碳烯烃热聚等非理想反应，同时还能缩短或消除反应“诱导期”，提高反应选择性，进一步提高了低碳烯烃收率，降低了催化剂的结焦率。
Description
技术领域
本发明涉及一种提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置。
背景技术
低碳烯烃，这里定义为乙烯和丙烯，是两种重要的基本有机化工原料。随着经济的持续快速发展，以乙烯、丙烯为基本原料生产的化学品消费日益增加，乙烯、丙烯生产的化学品需求量居高不下。乙烯、丙烯传统上主要是通过石油路线制得，但由于石油资源有限的供应量及较高的价格，由石油资源生产乙烯、丙烯的成本不断增加。随着石油资源的短缺，采用非石油原料生产甲醇，再将甲醇催化转化生产乙烯、丙烯等轻质烯烃具有重要的意义。
近年来，人们开始大力发展替代能源转化技术，如含氧化合物转化制烯烃(OTO)的工艺，含氧化合物包括甲醇、乙醇、二甲醚、甲乙醚等。目前，有许多技术可用来生产含氧化合物，其原料包括煤、天然气、生物质等，例如甲醇就可以由煤或天然气制得，工艺已十分成熟。由于含氧化合物来源的广泛性，再加上其制取低碳烯烃工艺的经济性，所以由含氧化合物转化制烯烃(OTO)的工艺，特别是由甲醇转化制烯烃(MTO)的工艺受到越来越多的重视。
以甲醇或二甲醚为代表的含氧有机化合物，主要由煤基或天然气基的合成气生产。用以甲醇为代表的含氧化合物为原料生产以乙烯和丙烯为主的低碳烯烃工艺目前主要有美国UOP/Hyro公司的MTO技术、中国科学院大连化物所的DMTO技术和德国Lurgi公司的MTP技术。
以甲醇制取低碳烯烃工艺(简称MTO)的反应特点是快速反应、强放热、且剂醇比较低，在连续的反应-再生的密相流化床反应器中进行反应和再生。反应生成的富含乙烯和丙烯等低碳烯烃的高温油气，需要进行急冷和水洗，除去其中催化剂和降温后，送往下部烯烃分离系统进行分离。MTO工艺装置的目的产品是乙烯和丙烯，副产品为乙烷、丙烷、C5以上组分和燃料气(干气)，C4＝的碳基收率为10％左右。
近年来，MTO已成为业内人士研究的热点和重点。人们从加工流程、催化剂、工艺条件以及设备结构等方面进行了广泛的研究和探索，取得令人满意的成果，但有关如何提高低碳烯烃选择性的文献报道不多。
对于MTO技术而言，SAPO-34催化剂上一定量的积炭，可大大提高反应产物中低碳烯烃的产率(且存在最佳积炭范围，低碳烯烃的选择性最高)。因此，要对进入转化反应器的催化剂积炭量进行适当的控制，进而达到提高低碳烯烃选择性的目的。此外，对于具有最佳积炭量的催化剂而言，催化剂床层的积炭分布越均匀，产物中低碳烯烃的选择性就越高。因此，如何实现MTO反应器(区)内催化剂积炭分布的均匀控制是提高低碳烯烃选择性的关键之一。
US4499327专利中对磷酸硅铝分子筛催化剂应用于甲醇制烯烃工艺进行了详细的研究，认为SAPO-34是MTO工艺的首选催化剂。SAPO-34催化剂具有很高的低碳烯烃选择性，而且活性较高，可使甲醇转化为低碳烯烃的反应时间达到小于10秒的程度，甚至达到提升管反应要求的反应时间范围内。
US20060025646专利中涉及一种控制MTO反应器反应区中催化剂积炭量的方法，是将积炭催化剂(即待生催化剂，简称待生剂)一部分送入再生区烧炭，另一部分积炭催化剂与再生催化剂(简称再生剂)混合后返回到反应区继续反应。但是，该方法中进入提升管反应器内的两股催化剂之间的炭差很大，致使转化反应器内催化剂积炭分布很不均匀；而转化反应器内含有较多炭的催化剂以及含有很少炭的催化剂都对低碳烯烃的选择性不利，致使低碳烯烃选择性变差、目的产物(低碳烯烃)收率降低。
US 6166282中公布了一种甲醇转化为低碳烯烃的方法，采用快速流化床反应器，在气速较低的密相反应区反应完成后，反应气体与其夹带的催化剂一起上升到快分区，初步分离出大部分夹带催化剂。由于反应产物与催化剂的快速分离，有效地防止了二次反应的发生。经模拟计算，与传统的鼓泡流化床反应器相比，该快速流化床反应器内径及催化剂所需藏量均大大减少。该方法的低碳烯烃碳基收率一般均在77％左右，也存在低碳烯烃收率较低的问题。
中国科学院大连化物所的DMTO技术采用湍流床反应器，其操作气速较低，通常为0.6～1.0m/s。该方法的低碳烯烃碳基收率一般均在78～80％。
在上述方法中，进入转化反应器内的再生剂与转化反应器内催化剂之间的碳差很大(而含有较多碳的催化剂以及含有很少碳的催化剂都对低碳烯烃的选择性不利)，都存在低碳烯烃选择性差、低碳烯烃收率低的问题。
大量研究表明，MTO过程遵循烃池机理，烃池活性物种可能是烯烃物种、芳烃物种或二者同时发挥作用。随着分子筛中烃池活性物种的增多，择形作用增强，反应活性显著提高，表现出自催化特性。然而，具有催化作用的烃池活性物种并不稳定，其与烯烃等进一步反应将发生稠环化而导致催化剂结焦失活。
现有的再生器中，通常采用高温(550～800℃)烧焦再生。研究表明，高温再生后的再生剂虽然仍带有“碳”，但能够催化甲醇制低碳烯烃反应的“烃池”活性物种经过高温再生后已经不存在了。
催化甲醇转化反应的诱导期通常需要几分钟即可完成，而形成择形催化甲醇转化制低碳烯烃反应的“烃池”活性物种的诱导期则需要几十分钟甚至上百分钟，两者相差几十倍，因此循环流化床反应器(区)中催化剂床层就存在“烃池”活性物种分布不均匀的问题。
然而，甲醇制烃类是一个十分复杂的反应过程，涉及的反应及中间产物有上万种之多，反应途径可能有上百种；烯烃产物之间、芳烃产物之间、烯烃与芳烃和其它烃类之间都存在平衡反应，它们之间的转化反应受到热力学平衡的限制，同时又受到动力学的制约。因此，“烃池”活性物种的形成与种类就受到热力学平衡和动力学的制约，“烃池”活性物种的种类和数量(或含量)都是变化的：反应条件发生变化，“烃池”活性物种的种类和数量都会发生变化。例如：高温(例如：530～600℃)下碳四以上的(烯)烃类的转化反应过程中生成的“炭”和“烃池”活性物种在MTO反应条件(如：470～480℃)下也不一定具有催化制低碳烯烃反应的活性，催化甲醇转化制烃类反应的“烃池”活性物种和催化甲醇转化制低碳烯烃反应的“烃池”活性物种并不相同或并不完全相同。
综上所述，工业应用的循环流化床反应器中“烃池”活性物种是动态的、变化的(其种类和数量等是随着反应条件(主要是反应温度)在变化的)，因此催化剂床层不仅存在积炭分布的问题，同时还存在“烃池”活性物种分布不均匀的问题，这样就势必影响甲醇制低碳烯烃反应的催化活性和选择性。事实上，这是MTO装置低碳烯烃收率低的主要原因。但是长期以来，上述问题一直没有被人们所发现，至今没有人进行专门的研究与报道。
因此，如何实现MTO反应器(区)内“烃池”活性物种(特别是能在转化反应条件下提高催化含氧化合物制低碳烯烃反应的活性和选择性的“烃池”活性物种)的均匀分布是提高低碳烯烃选择性的关键之一。
同时，高温再生催化剂直接进入转化反应器，与转化反应器内的催化剂存在数百度的温度差(通常为150～300℃)，将引起催化剂床层局部过热(高温再生剂本身及其周围)，进而导致在转化反应过程中副反应多，生焦量大，低碳烯烃的选择性差。
本发明的目的是在保证良好的再生效果的前提下，通过设置预烃池化设施(或反应空间)，对再生催化剂剂进行“预烃池化”处理，为形成择形催化含氧化合物制低碳烯烃反应所要求的“烃池”活性物种的反应提供足够的反应时间和反应空间，使再生剂在进入反应器前形成符合转化反应条件要求、并具有良好的制低碳烯烃反应活性和选择性的“烃池”活性物种，以提高再生剂含氧化合物制低碳烯烃的活性和选择性，改善转化反应器内催化剂的“烃池”活性物种分布和积炭分布，同时采用再生剂冷却技术，打破反应再生系统的热量平衡，通过设置再生催化剂冷却器降低再生催化剂进入转化反应器的温度，消除转化反应器内的局部过热，优化转化反应器的温度分布，进而提高低碳烯烃收率。
发明内容
本发明要解决的技术问题是降低再生催化剂进入转化反应器的温度，消除转化反应器内的局部过热，优化转化反应器的温度分布；并通过设置预烃池化设施(或反应空间)，对再生催化剂剂进行“预烃池化”处理，形成符合转化反应条件要求、并具有良好的制低碳烯烃反应活性和选择性的“烃池”活性物种，改善转化反应器内催化剂的“烃池”活性物种分布和积炭分布，以提高再生剂含氧化合物制低碳烯烃的活性和选择性，从而缩短或消除甲醇转化制低碳烯烃反应的“诱导期”，提高再生剂甲醇转化制低碳烯烃(即乙烯和丙烯)的活性和选择性，进而提高选择性低碳烯烃收率。
本发明提供一种提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法，来自再生器的再生催化剂(简称再生剂)经再生剂冷却器冷却降温至低于甲醇转化反应温度，进入甲醇转化反应器，循环使用。
所述的冷却后的再生催化剂(简称冷再生剂或冷再生催化剂)进入甲醇转化反应器过渡区或/和沉降区，与反应气体产物及夹带的催化剂混合物混合、降温至低于所述的转化反应温度，以消除或减少低碳烯烃热聚等非理想反应，并发生预烃池化等化学反应，或者还在沉降器密相区与活化介质12接触、发生预烃池化等化学反应，形成“烃池”活性物种和一定的积炭；预烃池化后的混合催化剂(包括夹带的催化剂和再生剂)(简称预烃池化催化剂)，进入甲醇转化反应器反应区，循环使用。
所述的再生催化剂经再生剂冷却器冷却降温降低到200～349℃，或349～480℃(优选360～430℃)后，进入甲醇转化反应器密相反应区(或沉降区或输送管)，与反应气体及催化剂混合物混合、降温至低于所述的转化反应温度(混合后的温度低于所述的转化反应温度，降温范围一般小于50℃，优选5～30℃)，以消除或减少低碳烯烃热聚等非理想反应。
所述的催化剂是工业上使用的任何催化剂，包括SAPO-34分子筛催化剂等。
所述的活化介质可以是反应产物、各种烃类、或各种含氧化合物中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物。所述的反应产物可以是未经分离或经一级或多级分离器(包括旋风分离器、旋流分离器等)除去部分或全部催化剂的反应气体产物，或者是经过换热、冷却、水洗后的反应气，或者是来自下游烯烃产物分离装置(单元)反应气压缩机升压后的反应气，或者是来自污水汽提塔顶的汽提气(含有蒸汽和反应产物等)，或者是它们中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物。所述的各种烃类可以是来自下游烯烃产物分离装置(单元)的产品(包括乙烯、丙烯、乙烷、丙烷、混合碳四、C5以上的馏分和燃料气等)中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物；所述的各种烃类还可以是各种烯烃、芳烃或烷烃中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物。所述的含氧化合物是任何有机含氧化合物(包括各种醇类、醚类、酯类、醛类、酮类等)中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物。
进一步地，为实现预烃池化反应温度和/或下游甲醇转化反应器的优化控制，所述的再生剂冷却器可设置在再生剂汽提器前，以强化再生剂的混合，消除非均匀传热和非均匀流动而产生的径向温差，以保证使再生剂温度达到均衡，从而满足下游甲醇转化反应温度控制的要求，提高温度控制的精准性和灵活性。
再生剂冷却器设置再生剂汽提器后时，还需在所述的再生剂冷却器下游设置催化剂混合缓冲空间，以消除非均匀传热和非均匀流动而产生的径向温差，使再生剂温度达到均衡。
所述的再生剂汽提器或/和再生剂混合缓冲空间采用低速密相流化床操作，其表观气速(流化介质流量与设备的空塔横截面之比)小于0.5m/s(优选0.0001～0.3m/s，更优选0.001～0.2m/s)。所述的再生剂汽提器或催化剂混合缓冲空间的汽提或流化介质可以是蒸汽或其它流体或者是它们的混合物(优选蒸汽)。
本领域普通技术人员对其具体结构、连接型式、操作和控制过程非常清楚,不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
更进一步地，上述预烃池化反应温度和/或甲醇转化反应器的反应温度主要通过调节再生剂循环量(即调节上述冷再生剂输送管的控制元件如滑阀等)，或/和主要通过调节冷再生剂的温度进行控制,使其保持在最佳值，从而优化所述转化反应器的温度分布，更进一步地提高反应选择性，提高低碳烯烃等目的产品的产率。
所述的冷再生剂温度通过调节进入再生剂冷却器的流化介质流量和/或返回再生器的冷催化剂的流量和/或其它参数进行控制。
为更好地控制所述的预烃池化反应温度，还可在沉降区密相区内部或外部设置内取热器或/和外取热器以维持预烃池化反应系统的热量平衡。所述的预烃池化反应温度主要通过调节返回预烃池化设施(即沉降区密相区)的催化剂量，或/和取热介质的流量或/和流化介质的流量或/和其它参数进行控制。
所述的流化介质可以是空气、蒸汽或其他流体或者是它们的混合物，取热介质可以是水、蒸汽、空气或其他流体、各种油品等或者是它们的混合物。
当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
催化剂冷却器为成熟工业设备，本发明的方法及其装置可采用工业上(包括流化催化裂化装置、甲醇制烃类装置)使用的各种结构形式(如上流式、下流式等)，催化剂输送通道也可采用各种具体连接结构(如内循环管、Y型、U型外输送(循环)管等)，设置或不设脱气(平衡)管，本领域普通技术人员对其具体结构、连接型式、操作参数(表观线速等)的选取和控制非常清楚,不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
所述的转化反应器可以是工业上(包括流化催化裂化装置、甲醇制烃类装置)使用的各种流化床(包括鼓泡床、湍流床、快速床等)反应器或提升管反应器等中的任意一种、两种或多种，或是它们的组合，所述的提升管反应器可以是工业上使用的各种等直径或变直径的提升管反应器。
流化床(包括提升管)反应再生装置为成熟工业过程，其使用的各种反应器、再生器、内或外催化剂冷却器(或称取热器，包括上流式外取热器、下流式外取热器等)、汽(气)提器、催化剂分布器、汽(气)体分布器等，本发明均可使用，本领域普通技术人员对其具体结构、组合型式、操作和控制过程非常清楚，对其操作条件【如进料温度、反应温度、反应压力、接触时间、剂醇比(或剂油比，即催化剂与原料之比)、表观线速，等等】和催化剂的选用也非常清楚，均不构成对本发明构思的任何具体实施方那个式的限制。
采用本发明的方法及其装置，其转化反应条件、反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行，待生催化剂在再生器中于常规再生条件下进行烧焦再生，再生温度通常控制在550～800℃(优选600～730℃，更优选650～710℃)，甲醇转化反应温度通常为400～550℃(优选420～520℃，更优选450～500℃)。
本发明的方法及其装置可采用工业上(包括流化催化裂化装置、甲醇制烃类装置)使用的各种反应再生型式，本领域普通技术人员对其具体结构、组合型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
与现有技术相比有如下优点：
1、本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法，采用再生剂冷却技术，打破了反应再生系统的热量平衡，降低再生剂进入转化反应器的温度，消除再生剂温度过高而引起的转化反应器内的局部过热，使转化反应器的床层温度分布更加均匀，大大促进了甲醇转化制低碳烯烃等理想反应，抑制了低碳烯烃热聚等非理想反应，同时还能缩短或消除反应“诱导期”，提高反应选择性，进一步提高了低碳烯烃收率，降低了催化剂的结焦率(即再生剂与待生剂的碳差)。
2、采用冷再生剂循环，减轻了再生剂在输送过程中(到转化反应器前)的水热失活，提高再生剂活性，降低了催化剂消耗。
3、采用冷再生剂循环，冷再生剂可以用作冷激剂，实现反应的快速终止，从而抑制了低碳烯烃热聚等非理想反应，进一步提高了低碳烯烃收率，降低了催化剂的结焦率(即再生剂与待生剂的碳差)；同时，还可实现所述的反应气体在所述的再生剂上的预烃池化反应，形成烃池活性物种和积炭，缩短或消除反应“诱导期”，提高再生剂(制取低碳烯烃反应)的活性和选择性，以进一步提高低碳烯烃收率。
4、设置催化剂混合缓冲空间，强化催化剂的混合，使再生剂温度达到均衡，均匀稳定，提高了下游甲醇转化反应温度控制的精准性和灵活性。
同时，还有效地提高了再生剂的密度和缓冲能力，提高再生剂循环系统的推动力，从而提高操作的可控性、可靠性、稳定性和灵活性，实现了转化反应温度的优化控制。
5、甲醇转化制烯烃的反应温度和催化剂循环量等操作条件的调节相对独立，更加灵活，可以根据市场情况灵活调整，以实现不同的产品分布。
附图说明
附图1-2为本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置的典型示意图。
下面结合附图详细说明本发明，附图是为了说明本发明而绘制的，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。
具体实施方式
附图1为本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置的一种工艺流程示意图。
如附图1所示：本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置包括流化床转化反应器1、待生剂汽提器3、再生器4、再生剂冷却器5、再生剂汽提器6。
甲醇原料11经预热升温后经预热升温后经分布器46到(转化)反应器1反应区22，与催化剂接触，进行甲醇转化制低碳烯烃反应。反应产物与夹带的催化剂上行经过渡区28至沉降区9，将催化剂和反应产物沉降分离，而后进入一、二级旋风分离器20、21进一步脱除夹带的催化剂后，再经三级旋风分离器进一步除去微量催化剂细粉后，依次经过换热、冷却、水洗后的反应气体进入下游产品分离系统进行进一步分离，从而得到所需要的目的产品(如乙烯和丙烯等)，和副产品(乙烷、丙烷、混合碳四、和碳五以上馏份以及燃料气)。
为有效控制转化反应温度，设置内取热器或/和外取热器(优选内取热器)移除转化反应过程的过剩热量。
主要操作条件如下：转化反应器1反应区22的表观线速小于3.0m/s(优选0.5～2.0m/s，更优选0.5～1.0m/s)，反应温度420～520℃，(优选450～500℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，(循环)再生剂与原料重量比(简称剂醇比)为0.1～0.3(优选0.120～0.25，更优选0.15～0.18)。
来自转化反应器1反应区22的待生剂经待生剂汽提器3汽提后，进入再生器4进行烧焦再生，以便使转化反应器1内催化剂的活性满足反应要求。再生温度控制在600～730℃(优选650～710℃)。
来自再生器4的再生剂进入再生剂冷却器5冷却到200～349℃，或349～480℃(优选355～430℃)，经再生剂汽提器6(以便使再生剂温度达到均衡)后，经再生剂输送管33【包括控制阀34、催化剂分配器(图中未画出)】后，进入转化反应器1沉降区9或过渡区28，与反应产物及其夹带的催化剂混合后，上行至沉降区9中进行沉降分离。同时，所述的冷再生剂对反应产物及其夹带的催化剂进行降温冷却至低于所述的转化反应温度(降温范围小于50℃，优选5～30℃)，以消除或减少低碳烯烃热聚等非理想反应，并与反应产物接触、发生预烃池化反应，形成“烃池”活性物种和积炭，以缩短或消除反应的“诱导期”。
经沉降分离的反应产物进入一二级旋风分离器20、21，分离出的催化剂(包括初步预烃池化的再生剂和失活的催化剂)经一二级旋风分离器20、21料腿，进入转化反应器1下部反应区22，循环使用。
或者所述的冷再生剂经再生剂输送管33【包括控制阀34、催化剂分配器(图中未画出)】，直接进入转化反应器1反应区22，循环使用。
汽提介质13、14，流化介质15可以是蒸汽或其它流体(优选蒸汽)。提升介质17可以是蒸汽或其它流体(优选蒸汽)。提升介质18可以是空气或其它流体(优选空气)。
取热介质50可以是水、蒸汽或其他流体(优选水)。
为实现下游甲醇转化反应的优化控制，当再生剂汽提器6设置在再生剂冷却器5上游时，可在所述的再生剂冷却器5下游设置催化剂混合缓冲空间，强化再生剂的混合，在进入转化反应器前使再生剂温度达到均衡，以满足下游转化反应器1反应区22反应温度优化控制的要求。
为实现节约空间和节省投资，再生剂汽提器6(或催化剂混合缓冲空间)也可以与再生剂冷却器5组成一体式结构(如图1所示)。再生剂汽提器6(或催化剂混合缓冲空间)采用低速密相流化床操作，其表观气速小于0.5m/s(优选0.0001～0.3m/s，更优选0.001～0.2m/s)。
附图2为本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置的一种工艺流程示意图.
如附图2所示：本发明的提高甲醇转化制低碳烯烃选择性的方法及其装置包括转化反应器1、快速分离设施2(包括旋流分配器24)、待生剂汽提器3、再生器4、再生剂冷却器5、再生剂汽提器6。
设置隔板25将反应区22和沉降区9(包括稀相区9A、密相区9B)隔离分开。在气速较低的反应区22反应后的反应气体产物，与其夹带的催化剂一起进入缩径的输送管26上升，经旋流分配器24切线进入快速分离设施2，分离出绝大部分夹带的催化剂。快速分离设施2和一、二级旋风分离器20、21分离出的夹带催化剂(包括再生剂)进入沉降区9下部密相区9B(或者在此与活化介质12(优选反应气)接触、发生预烃池化反应)。
甲醇原料11经预热升温后经分布器46到(转化)反应器1反应区22，与催化剂接触，进行甲醇转化制烯烃反应。反应产物与夹带的催化剂上行至反应器1内的气固快速分离设施2将催化剂和反应产物快速分离，而后进入一、二级旋风分离器20、21进一步脱除待生催化剂后，再经三级旋风分离器进一步除去微量催化剂细粉后，依次经过换热、急冷、水洗后的反应气体进入下游产品分离系统进行进一步分离，从而得到所需要的目的产品(如乙烯和丙烯等)，和副产品(乙烷、丙烷、混合碳四、和碳五以上馏份以及燃料气)。
转化反应器1主要操作条件如下：反应区22的表观线速小于3.0m/s(优选0.5～2.0，更优选0.5～1.0m/s)，反应温度为400～560℃(优选420～520℃，更优选450～500℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，(循环)再生剂与原料重量比(简称剂醇比)为0.1～0.5(优选0.12～0.3，更优选0.15～0.25)。
为有效控制转化反应温度，设置内取热器或/和外取热器39移除转化反应过程的过剩热量。
来自转化反应器1反应区22的待生剂，经待生剂汽提器3汽提后，经过输送管37【包括控制阀38、催化剂分配器(图中未画出)】进入再生器4进行烧焦再生，以便使转化反应器1内催化剂的活性满足转化反应要求。
再生温度控制在600～730℃(优选650～710℃)。
来自再生器4的再生剂进入再生剂冷却器5冷却到200～349℃，或349～480℃(优选355～430℃)，经再生剂汽提器6(以便在进入转化反应器1前使再生剂温度达到均衡)后，经冷再生剂输送管33【包括控制阀34、催化剂分配器(图中未画出)】后进入转化反应器1过渡区28或输送管26，与反应产物及其夹带的催化剂混合后，上行快速分离设施2(包括旋流分配器24)进行旋流分离。同时，所述的冷再生剂对反应产物及其夹带的催化剂进行降温冷却至低于所述的转化反应温度(降温范围小于50℃，优选5～30℃)，以消除或减少低碳烯烃热聚等非理想反应，并与反应产物接触、发生预烃池化反应，形成“烃池”活性物种和积炭，以缩短或消除反应的“诱导期”。经旋流分离的反应产物进入一二级旋风分离器20、21。快速分离设施2和一、二级旋风分离器20、21分离出的夹带催化剂(包括初步预烃池化的再生剂和失活的催化剂)进入转化反应器1沉降区9下部密相区9B(或者与活化介质12接触、发生预烃池化反应，形成“烃池”活性物种和积炭，以缩短或消除反应的“诱导期”)，然后再经催化剂循环管31(包括控制阀32)后进入转化反应器1反应区22，循环使用。
或者所述的冷再生剂，经再生剂输送管33【包括控制阀34、催化剂分配器(图中未画出)】，直接进入转化反应器1反应区22，循环使用。
为更好地控制所述的预烃池化反应温度，还可在预烃池化设施8(即沉降区9密相区9B)内部或外部设置内取热器或/和外取热器以维持预烃池化反应系统的热量平衡。所述的预烃池化反应温度主要通过调节返回预烃池化设施的催化剂量，或/和取热介质的流量或/和流化介质的流量或/和其它参数进行控制。
汽提介质13、14，流化介质16，提升介质17可以是蒸汽或其他流体(优选蒸汽)。提升介质18可以是空气或其他气体(优选空气)。
取热介质50可以是水、蒸汽或其他流体(优选水)。
为实现下游甲醇转化反应的反应温度优化控制，当再生剂汽提器6设置在再生剂冷却器5上游时，可在所述的再生剂冷却器5的下游设置催化剂混合缓冲空间，强化再生剂的混合，在进入预烃池化设施8前使再生剂温度达到均衡，以满足“预烃池化”反应和下游转化反应器1反应区22反应温度优化控制的要求。
再生剂汽提器6(或催化剂混合缓冲空间)可以通过管道相连接。
为实现节约空间和节省投资，再生剂汽提器6(或催化剂混合缓冲空间)也可以与再生剂冷却器5组成(等直径或变直径的)一体式结构(如图2所示)。再生剂汽提器6(或催化剂混合缓冲空间)采用低速密相流化床操作，其表观气速小于0.5m/s(优选0.0001～0.3m/s，更优选0.001～0.2m/s)。
实施例
实例1
对于实例1，原料为甲醇，采用图1所示的工艺流程，冷再生剂进入过渡区28，甲醇转化反应器采用常规操作条件，催化剂为SAPO-34，反应产物为活化介质，预烃池化反应温度为400～470℃。
模拟计算结果显示，采用本发明的方法及其装置，与现有MTO技术相比，本发明的低碳烯烃(C2 ＝+C3 ＝)选择性提高1.7个百分点。
主要参数与效果对比见表1。
表1
| 参数 | 现有MTO技术 | 本发明 |
| 转化反应温度℃ | 480 | 480 |
| 再生温度℃ | 680 | 680 |
| 剂/醇比，重/重 | 0.23 | 0.23 |
| 预烃池化反应温度℃ | 400～470 | |
| 再生剂定炭％ | 2.2～2.5 | 2.3 |
| 冷再生剂温度℃ | 400 | |
| 低碳烯烃(C<sub>2</sub><sup>＝</sup>+C<sub>3</sub><sup>＝</sup>)选择性％ | 79.8 | 81.5 |
Claims (19)
1.一种提高甲醇制低碳烯烃选择性的方法，其特征在于，来自再生器的再生催化剂经再生剂冷却器冷却降温至低于甲醇转化反应温度，进入转化反应器，循环使用。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器将再生剂温度降低到200～349℃。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器将再生剂温度降低到349～480℃。
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器将再生剂温度降低到355～430℃。
5.按照权利要求1-4任一项所述的方法，其特征在于，所述的冷再生剂进入转化反应器过渡区或/和沉降区，与反应气体及夹带的催化剂混合物混合、降温至低于所述的甲醇转化反应温度，同时与反应产物接触并发生预烃池化反应，或/和在沉降器密相区与活化介质接触、发生预烃池化等化学反应，形成 “烃池”活性物种，混合催化剂进入转化反应器反应区，循环使用；所述的活化介质可以是反应产物、各种烃类、含氧化合物中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物；所述的反应产物是未经分离或经一级或多级分离器除去部分或全部催化剂的反应气体产物，或者是经过换热、冷却、水洗后的反应气，或者是来自下游烯烃产物分离装置反应气压缩机升压后的反应气，或者是来自污水汽提塔顶的汽提气，或者是它们中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物；所述的各种烃类是来自下游烯烃产物分离装置包括乙烯、丙烯、乙烷、丙烷、混合碳四、C5以上的馏分和燃料气在内的产品中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物，或者是各种纯组分烯烃、芳烃或烷烃中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物；所述的含氧化合物是任何有机含氧化合物中的任意一种、两种或多种，或者是它们的混合物。
6.按照权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器设置在再生剂汽提器前，再生剂冷却器与再生剂汽提器组成等直径或变直径的一体式结构。
7.按照权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器和/或再生剂汽提器均为低速密相流化床操作，其表观气速小于0.5m/s。
8.按照权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器和/或再生剂汽提器均为低速密相流化床操作，其表观气速为0.0001～0.3m/s。
9.按照权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述的再生剂冷却器和/或再生剂汽提器均为低速密相流化床操作，其表观气速为0.001～0.2m/s。
10.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施的主要操作条件为反应温度为300～560℃、接触时间小于300分钟。
11.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施的主要操作条件为反应温度为360～530℃、接触时间0.001～200分钟。
12.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施的主要操作条件为反应温度为400～500℃、接触时间10～150分钟。
13.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施采用低速密相流化床反应器，其表观气速小于0.5m/s。
14.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施采用低速密相流化床反应器，其表观气速为0.0001～0.3m/s。
15.按照权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的预烃池化设施采用低速密相流化床反应器，其表观气速为0.001～0.2m/s。
16.按照权利要求5、10-15任一项所述的方法，其特征在于所述预烃池化设施内部和/或外部设置有内取热器或/和外取热器；所述预烃池化设施的反应温度主要通过调节预烃池化再生剂的返回量或/和进入所述取热器的取热介质流量或/和流化介质流量或/和其它参数进行控制。
17.按照权利要求5、10-15任一项所述的方法，其特征在于，所述预烃池化设施的反应温度和/或甲醇转化反应温度主要通过调节再生剂循环量，或/和主要通过调节冷再生剂的温度进行控制，所述冷再生剂温度通过调节进入再生剂冷却器的流化介质流量和/或返回再生器的冷再生剂的流量和/或取热介质流量进行控制；或者所述预烃池化设施的反应温度或/和所述甲醇转化反应器的反应温度主要通过调节预烃池化再生剂的返回量或/和进入所述预烃池化设施取热器的取热介质流量或/和流化介质流量或/和其它参数进行控制。
18.一种提高甲醇制低碳烯烃选择性的装置，其特征在于，包括再生剂冷却器和/或再生剂汽提器。
19.按照权利要求18所述的装置，其特征在于，还包括预烃池化设施。
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