CN115253934A - 丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置及丙烷催化脱氢工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应‑再生耦合装置及丙烷催化脱氢工艺方法。本发明提供一种流化床反应器，其包括原料输送系统、预提升系统、反应系统、气固分离系统和内循环管线；反应系统包括锥形提升管和湍流床反应器；原料输送系统、预提升系统、锥形提升管、湍流床反应器、气固分离系统由下至上依次连通，气固分离系统的底部出口与所述内循环管线的入口连接，内循环管线的出口与所述原料输送系统和/或反应系统连接，气固分离系统的壳体的顶部设有产品气出口。本发明提供的丙烷催化脱氢流化床反应‑再生耦合装置包括上述流化床反应器、气固环流再生器、待生斜管与再生斜管。本发明还提供在上述耦合装置中进行的丙烷催化脱氢工艺方法。

Description

丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置及丙烷催化脱氢工 艺方法

技术领域

本发明涉及丙烷催化脱氢流化床装置技术领域，尤其涉及一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置及丙烷催化脱氢工艺方法。

背景技术

丙烯是用量仅次于乙烯的重要有机化工原料，是生产环氧丙烷、聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、丁醇等下游产品的主要原料。随着化工工业的迅速扩大和发展，化工行业对环氧丙烷、聚丙烯、丙烯酸等化学品需求量不断增加，丙烯作为其上游主要原料，需求量也在不断提高。目前丙烯生产工艺主要分为两类：传统工艺路线和新兴工艺路线。传统工艺路线以蒸汽裂解和催化裂化为主，这两种工艺都具有能耗高、选择性低等缺点。新兴工艺路线中的煤制烯烃也是能耗高、选择性低，烯烃歧化、烯烃裂解工艺因为对原料要求很高也使用较少，而丙烷催化脱氢工艺因为具备原料简单、单一性好的特点，这些年正在被广泛应用工业化。所谓丙烷催化脱氢工艺是指在温度500-650℃，压力0.1-3.0MPa之间，通过催化吸热使丙烷转化为丙烯与氢气。

丙烷催化脱氢应用较多的是Catofin工艺(CA2968086A1/C，CN105693450A/B)和Oleflex工艺(US2011/0230698A1，CN102811958A)。这两种工艺的优点是返混小，催化剂不易磨损，单程转化率高。但缺点是床层传热效率低，不易控温；供热手段复杂，耗费的能量多。Catofin工艺还存在吸附剂脱附困难、设备和操作费用很高等问题。此外，Oleflex工艺使用铂贵金属催化剂，成本高，原料要求高。

常规的丙烷催化脱氢流化床反应装置存在以下问题：

1、丙烷催化脱氢反应一般需要保证足够的反应时间(5～15s)，与此同时要保证低气体返混、大气固接触面积和低催化剂磨损率，以保证高产品收率和高选择性。如果采用单一形式的流化床反应器，为保证足够的反应时间，只能采用床层反应器，但床层反应器无法兼顾长反应时间和低返混的要求；如果采用提升管反应器，虽然可以降低返混，但由于高度限制无法保证足够的反应时间。

2、以快速流化床反应器作为丙烷催化脱氢的反应器，存在反应器内部温度分布不均匀、返混严重、收率低、选择性差等问题；而采用密相床作为反应器，反应器内存在更加严重的返混，相当于一个全混流反应器，催化剂上的定碳与待生催化剂相当，活性较低、不利于提高反应的转化率和选择性，此外，常规密相反应器气固接触效果差，气泡在床层中快速聚并长大，气固接触面积较小，并且气体易返混，不利于提高反应的转化率和选择性。此外，无论是采用快速流化床还是密相床，气体都会夹带一定量的催化剂进入床层上部的稀相，气体和催化剂在稀相会发生显著的二次反应(消耗产物气体或生成不需要的气体杂质)，从而降低产品收率和选择性。

3、以收缩变径提升管作为反应器时，可以减小气体的返混程度，但是为保证催化剂能够顺利流动，提升管入口必须保证足够的气速(不低于8m/s)，由于出口缩颈，再加上丙烷催化脱氢反应是增分子反应(随着反应的进行气体流量会增加)，提升管出口气速过高(可达到15m/s)，导致催化剂磨损严重，同时也无法保证足够的反应时间；并且，提升管反应器的特点是催化剂浓度(约100kg/m³)远低于床层反应器(约500～800kg/m³)，因此反应进行的也比较慢。

4、现有丙烷催化脱氢反应中，反应器出口直接连接旋风分离器，全部催化剂均会随气体进入旋风分离器，由于旋风分离器内的速度高达40m/s以上，会造成显著的催化剂磨损。

5、丙烷催化剂脱氢反应的生焦率低，只有1％左右，经过一次催化脱氢反应的催化剂附着焦炭量少，催化剂一次通过反应器后直接进入再生器，不但再生温度低、烧焦再生效果差，并且催化剂数量大、输送能耗高；此外，催化剂上焦炭含量过低，燃烧产生的热量无法满足反应的需求。

6、总之，目前已提出的丙烷催化脱氢流化床反应器存在反应器型式单一、返混严重、催化剂易磨损、选择性差等问题。返混严重会导致反应器内发生较多二次反应，从而降低丙烷脱氢的选择性；催化剂用到的往往是贵金属，催化剂的长期磨损会导致其寿命缩短，导致催化剂使用成本大大提高；催化剂再生过程的能量消耗也非常大。

因此，亟待提供一种能够解决现有丙烷催化脱氢流化床反应器易返混，催化剂易磨损等技术缺陷，进一步降低丙烷催化脱氢流化床工艺的建设和使用成本，同时达到节能降耗的目的的新型丙烷催化脱氢反应装置。

发明内容

为了解决上述问题，本发明提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置及丙烷催化脱氢工艺方法。该耦合装置中的流化床反应器可以有效解决现有丙烷催化剂脱氢反应器存在的返混严重、催化剂易磨损、稀相二次反应显著、能耗高的问题。

为了达到上述目的，本发明提供了一种流化床反应器，该流化床反应器包括原料输送系统、预提升系统、反应系统、气固分离系统和内循环管线；

其中，所述反应系统包括锥形提升管和湍流床反应器，所述锥形提升管的横截面直径由入口至出口逐渐变大(即，从入口至出口为扩颈结构)；

所述原料输送系统、预提升系统、锥形提升管、湍流床反应器、气固分离系统由下至上依次连通，所述气固分离系统的底部设有出口，并且该出口与所述内循环管线的入口连接；所述内循环管线的出口与所述原料输送系统和/或反应系统连接(内循环管线的出口优选与湍流床反应器连接)；所述气固分离系统设有产品气出口。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统、锥形提升管、湍流床反应器、气固分离系统一般为同轴设置。

根据本发明的具体实施方案，所述原料输送系统用于向预提升系统输送丙烷、催化剂等反应原料。所述原料输送系统可以是常规的输送装置，例如原料输送管路等。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统用于将反应原料和催化剂(包括随原料气体一并输送的催化剂和由内循环管线输送的催化剂等)混合均匀，并形成初速度向上的平推流流动形态。

根据本发明的具体实施方案，所述原料输送系统一般是从预提升系统的底部伸入所述预提升系统的内部。所述预提升管内的底部可以设有环形分布器。所述环形分布器一般位于原料输送系统的出口的下方。在一些具体实施方案中，所述环形分布器可以向预提升系统输送由下至上风向的流化气体(惰性气体、循环丙烷气体等)，为反应原料提供向上移动的动力。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统的出口可以为缩颈结构，即上细下粗的锥形，以便与锥形提升管的入口处衔接。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统具体可以是预提升管等装置。所述预提升管具体可以是圆筒型结构。

在本发明的具体实施方案中，所述锥形提升管作为丙烷催化脱氢反应的反应器。所述锥形提升管一方面具有平推流的特点，使催化剂在气体的提升作用下沿提升管轴线向上顺流流动，促进反应器内部径向方向上温度的均匀分布和轴向方向上催化剂浓度的均匀分布，可以降低反应过程中气体和催化剂的返混，提高产品的选择性。另一方面，丙烷催化脱氢是增分子反应，随着反应进行，气体体积逐渐增加，而锥形提升管具有上粗下细的结构，可以保证气体和催化剂的表观气速不发生明显改变，相比于等直径提升管和上细下粗的提升管，本发明采用的锥形提升管中物料气速更慢，不仅有利于避免催化剂的磨损，还能够增加提升管中催化剂的浓度以保持足够的剂油比，避免气体流量增加、携带能力增加引起的催化剂浓度降低的问题，保证反应的转化率。并且，通过采用具有扩颈结构的锥形提升管，有利于锥形提升管与直径更大的湍流床反应器之间的衔接，锥形提升管的出口面积增加有利于使锥形提升管输出的气固两相均匀分布到湍流床反应器，避免在反应床中造成死区。在本发明的锥形提升管中，无需添加额外的提升介质，仅通过丙烷原料的流动即可实现对催化剂的提升，有效降低反应器的负荷和能耗。

根据本发明的具体实施方案，在本发明的流化床反应器中，通过湍流床反应器与锥形提升管之间的相互配合，可以在保证足够的反应时间的前提下有效降低反应过程中的气相与催化剂的返混，有利于提供产品选择性和收率。

根据本发明的具体实施方案，所述锥形提升管的管壁母线与所述锥形提升管的中心垂线的夹角一般控制为0°-10°。

根据本发明的具体实施方案，所述锥形提升管的出口直径与入口直径之比一般控制为小于等于3且大于1。

在本发明的具体实施方案中，由锥形提升管输出的物流进入湍流床反应器后可以停留较长时间，使催化剂和原料进行较长时间的反应，有利于提高反应的转化率。通过湍流床反应器与锥形提升管之间的相互配合，可以有效降低反应过程中的气相与固相的返混同时保证气相固相之间有足够的反应时间，有利于提供产品选择性和收率。

根据本发明的具体实施方案，所述湍流床反应器的底部设有第一大孔分布板，该第一大孔分布板可以使进入湍流床反应器的气体和催化剂颗粒均匀分布，避免发生局部聚集堵塞。在一些具体实施方案中，所述第一大孔分布板的孔径为Φ50mm至Φ250mm，优选为Φ100mm-Φ250mm，例如Φ100mm。

根据本发明的具体实施方案，沿锥形提升管至湍流床反应器的方向，所述湍流床反应器的入口段为扩颈结构，以使湍流床反应器与锥形提升管的连接处尺寸相近，为第一大孔分布板的设置提供足够空间，并使第一大孔分布板均匀分布的气体和催化剂能够逐渐扩散到湍流床反应器全截面，避免形成死区。在一些具体实施方案中，第一大孔分布板的开孔面积小于锥形提升管出口的横截面积，因此气体和催化剂经过第一大孔分布板时会有一定幅度的加速，例如，如气体和催化剂在锥形提升管出口处的速度为8-12m/s，穿过第一大孔分布板时的速度可以达到10m/s以上。

根据本发明的具体实施方案，在所述湍流床反应器中，还可以设有一层以上的格栅，所述格栅一般位于所述第一大孔分布板的上方，并且所述格栅沿竖直方向分层排布。所述格栅可以有效破碎气泡、强化气固间的传质，多层格栅也可以将湍流床反应器沿轴向分隔为多个串联的区域，从而降低返混现象并提高产品选择性，不仅可以减少二次反应，还可以提高反应系统内温度分布的均匀性，避免局部高温，提高丙烷催化脱氢的选择性。本发明采用的格栅可以是错流格栅，也可以是常规格栅。

根据本发明的具体实施方案，最下层的格栅与所述第一大孔分布板的距离一般控制为500mm以上。气固两相穿过第一大孔分布板时的速度较快(如10m/s以上)，通过控制第一大孔分布板与其相邻的格栅之间的距离，可以使第一大孔分布板流出的气固两相中的气泡充分长大、破碎，并且避免二者距离过近引起的催化剂对格栅的磨损。

根据本发明的具体实施方案，所述湍流床反应器的内部空间通常会形成催化剂床层。具体来说，在进行丙烷催化脱氢的反应过程中，流化状态的催化剂颗粒通常会在湍流床反应器内自底部(具体可以是自第一大孔分布板的上方)向上形成催化剂床层。在流化过程中，该催化剂床层上方的催化剂颗粒为波动状态、形成弹溅区。在具体实施方案中，所述催化剂床层的高度与湍流床反应器中的催化剂藏量有关，本发明中催化剂床层高度一般为2m-10m、例如2m-6m、3m-10m，弹溅区位于催化剂床层的上方，弹溅区的高度为1500mm至6000mm。

根据本发明的具体实施方案，至少最上层的格栅位于所述催化剂床层的内部，即，最上层的格栅一般完全浸没于所述催化剂床层中。进一步优选地，最上层的格栅的顶端与所述催化剂床层的上表面之间的距离控制为500mm以上。

在一些具体实施方案中，所述格栅的开孔可以是矩形、正方形等，相应地，所述格栅中开孔的边长一般为100mm-500mm。

根据本发明的具体实施方案，所述格栅可以为错流格栅，所述错流格栅为一组以上，每组错流格栅包括2层错流格栅。同组的两层格栅之间的垂直距离一般为300mm以上，相邻的两组格栅之间的垂直距离可以控制为500mm-4000mm(以图4为例，A1与A2构成A组错流格栅，B1与B2构成B组错流格栅，d1、d2≥300mm，d3为500mm至4000mm)。该垂直距离可以保证两层错流格栅之间产生的聚并气泡被及时破碎。

根据本发明的具体实施方案，所述反应系统的构造可以是：所述反应系统由锥形提升管和湍流床反应器构成，所述锥形提升管为横截面直径由入口至出口逐渐变大的锥形结构；湍流床反应器的入口与锥形提升管的出口连接，并且湍流床反应器的入口为扩颈结构，湍流床反应器的入口处设有第一大孔分布板；湍流床反应器在第一大孔分布板上方大于等于500nm、催化剂床层表面下方大于等于500mm的空间范围内设置一组以上的错流格栅，每组错流格栅为两层，各层错流格栅沿竖直方向分层排布，同组两层格栅的垂直距离大于等于300mm，通过连续两次破碎来减小气泡尺寸；相邻两组格栅的垂直距离为500mm-4000mm。气固两相通过预提升系统进入锥形提升管，气相为固相提供提升作用，气固两相沿轴向以平稳的表观气速向上顺流流动，当气固两相由锥形提升管进入湍流床反应器时，由于湍流床反应器的入口为扩颈，气固两相的流动截面进一步增加，气固两相由第一大孔分布板均匀分配到湍流床反应器入口截面，避免进入湍流床反应器时发生颗粒聚集和温度不均；气固两相随后由第一大孔分布板向最下层格栅运动，气相穿过第一大孔分布板时产生气泡，聚并气泡被最下层格栅破碎，然后气固两相继续上升，上升过程中聚并的气泡继续被逐层的格栅破碎。本发明通过以锥形提升管和湍流床反应器为耦合的反应系统，可以在保证气固两相有足够的反应时间的同时有效防止返混，进而提高反应的选择性和转化率。并且，本发明选用锥形提升管与湍流床反应器配合，也可以在保证反应时间足够的情况下节约设备空间，并保证反应过程中催化剂浓度保持充足。

在本发明的流化床反应器中，所述气固分离系统用于对反应后的气固两相进行气固分离，并收集固体催化剂。气固分离系统一般包括壳体，并包括设于所述壳体内部的集气罩、稀相管、低磨损气固分离装置和旋风分离器，所述集气罩的入口与所述湍流床反应器的出口连通，所述集气罩、稀相管、低磨损气固分离装置和旋风分离器依次连通。

其中，所述集气罩、稀相管可以将反应系统排出的气相(含未反应的丙烷、反应生成的产品气等)和气相中夹带的催化剂快速引入低磨损气固分离装置入口，然后进行快速的气固分离，避免二次反应问题；同时，低磨损气固分离装置设于稀相管与旋风分离器之间，也可以使反应后的气固两相在进入旋风分离器之前先进入低磨损气固分离装置进行初步分离，通过两级分离装置的配合，可以在保证较高的分离效果(99％以上)的同时降低高速旋风分离器对固体催化剂的磨损程度。

在上述气固分离系统中，所述集气罩一般位于所述催化剂床层的上方、具体位于弹溅区的上方，所述集气罩与所述催化剂床层的上表面之间的垂直距离通常为1500mm-6000mm。

在本发明的具体实施方案中，所述集气罩一般为锥形或圆台形，所述集气罩的母线与中心轴线之间的夹角为30°-70°。

在所述气固分离系统中，所述稀相管通常位于所述集气罩的上方。

在所述气固分离系统中，所述低磨损气固分离装置设有开口向下的固体出口和开口向上的气体出口，所述旋风分离器通常位于所述低磨损气固分离装置的上方，所述低磨损气固分离装置的气体出口与所述旋风分离器的入口连通，所述旋风分离器的气体出口与气固分离系统的壳体所设的产品气出口连通，所述旋风分离器的固体出口向下并与气固分离系统的壳体的内部空间连通，即，旋风分离器分离出的产品气由产品气出口排出流化床反应器，旋风分离器分离出的固体催化剂自然下落至气固分离系统的壳体底部。

根据本发明的具体实施方案，所述低磨损气固分离装置与旋风分离器之间可以通过多种方式实现连通，例如：所述低磨损气固分离装置与旋风分离器之间不直接相连，低磨损分离装置的气体出口与稀相管连接，稀相管的出口再与旋风分离器的入口连接；或者，低磨损气固分离装置的气体出口与旋风分离器的入口之间通过管路直接连接；或者，可以将低磨损气固分离装置的气体出口与旋风分离器的入口通过承插式连接。

根据本发明的具体实施方案，所述集气罩用于收集湍流床反应器排出的反应后的气相和气相夹带的催化剂。由于在流化过程中，催化剂床层上方的催化剂颗粒为波动状态，所述集气罩的底端一般位于所述弹溅区的上方，所述集气罩的底端与所述催化剂床层的上表面之间的距离一般控制为1500mm-6000mm，优选为3m-4m。

根据本发明的具体实施方案，所述稀相管的出口一般设于侧面。

根据本发明的具体实施方案，所述低磨损气固分离装置可以包括悬臂式气固快速分离器或超短快分分离器。

根据本发明的具体实施方案，所述悬臂式气固快速分离器一般包括封闭罩和悬臂，所述悬臂位于所述封闭罩的内部，所述悬臂的入口与所述稀相管的出口连通，所述悬臂的末端设有固体出口。

根据本发明的具体实施方案，所述封闭罩的底部为敞口结构，该敞口即作为低磨损气固分离装置的固体出口；所述封闭罩的顶部设有气体出口，该气体出口具体可以是引出管等形式，封闭罩的气体出口即作为低磨损气固分离装置的气体出口。

根据本发明的具体实施方案，所述悬臂式气固快速分离器包括两个以上的悬臂，该悬臂的入口(作为低磨损气固分离装置的入口)分别与所述稀相管侧面的出口连接；所述悬臂的末端设有固体出口，悬臂式气固快速分离器分离出的固体催化剂由悬臂的固体出口排出，沿封闭罩的内壁下落，再沿封闭罩的底部敞口下落至气固分离系统的外壳的底部，进而堆积形成密相床层(又称密相催化剂)。

根据本发明的具体实施方案，所述悬臂的伸展方向一般为水平或旋转向下。

根据本发明的具体实施方案，所述悬臂与封闭罩的径向距离一般较短，以获得较快的分离速度。在一些具体实施方案中，所述悬臂的出口与封闭罩内部侧壁的水平距离可以控制在500mm以内。

当低磨损气固分离装置为悬臂式气固快速分离器和封闭罩时，所述稀相管侧面的出口一般为两个以上、用于连接两个以上的悬臂，稀相管的出口可以是方形或矩形等。

根据本发明的具体实施方案，所述低磨损气固分离装置还可以包括超短快分分离器。所述超短快分分离器的分离时间可以控制在0.5s以内，并可分离出气体中夹带的98％以上的催化剂，只有2％左右的催化剂会在后续进入旋风分离器中进行第二次分离，有效降低催化剂在旋风分离器中的磨损程度。所述超短快分分离器的入口(作为低磨损气固分离装置的入口)与所述稀相管的出口连接，所述超短快分分离器的底部设有向下开口的固体出口(作为低磨损气固分离装置的固体出口)，顶部设有向上开口的气体出口(作为低磨损气固分离装置的气体出口)，所述超短快分分离器的料腿通常位于所述集气罩的上方。

在一些具体实施方案中，当低磨损气固分离装置为超短快分分离器时，所述稀相管的出口为一个至两个，每个出口对应一个超短快分分离器的入口。

本申请的超短快分分离器可以是本领域内具有中心管、可以与稀相管连接的常规超短快分分离器，例如是申请号为201010281847.3、发明名称为“一种排气管不均匀开缝的卧式气固超短快分装置”、公开号为CN102397725A的发明专利申请所记载的卧式气固超短快分装置；也可以是“Numerical investigation of performance of a fast gas–solidseparator”(Powder Technology,2015,275:30-38.)记载的超短快分装置(fast gas–solid separator)，这里将上述专利申请和科技文献的全文引入作为参考。

根据本发明的具体实施方案，所述气固分离系统与所述内循环管线的入口连接处位于所述气固分离系统的壳体的底部，具体可以是位于低磨损气固分离器装置的固体出口(例如封闭罩的底部敞口，超短快分分离器的底部出口)的下方。

根据本发明的具体实施方案，所述分气固分离系统的内部底部可以设有环管分布器。该环管分布器一般位于密相床层的底部以及气固分离系统与所述内循环管线的入口连接处的下方，用于使气固分离系统壳体底部的密相床层中的催化剂处于流态化状态并易于进入内循环管线。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统、锥形提升管、湍流床反应器、集气罩、稀相管、低磨损气固分离装置、旋风分离器一般为同轴设置。

根据本发明的具体实施方案，在上述流化床反应器中，所述内循环管线用于将气固分离系统中收集的催化剂输送至原料输送系统或者反应系统中。所述内循环管线可以具有多种具体形式，包括：

形式一：所述内循环管线可以为第一催化剂循环管线，如图8所示，此时所述第一催化剂循环管线的入口与所述气固分离系统连接，所述第一催化剂循环管线的出口与所述原料输送系统的入口连接。在一些具体实施方案中，该第一催化剂循环管线一般设有耐磨阀门、用于控制第一催化剂循环管线与原料输送系统之间的连接；

形式二：所述内循环管线还可以包括第一催化剂循环管线和第二催化剂循环管线，如图1和图7所示，此时所述第一催化剂循环管线的入口与所述气固分离系统连接，所述第一催化剂循环管线的出口与所述湍流床反应器连接；所述第二催化剂循环管线的入口与所述湍流床反应器连接，所述第二催化剂循环管线的出口与所述原料输送系统的入口连接。在这种形式中，所述第二催化剂循环管线可以将反应系统中生焦量不高的催化剂直接输送回原料输送系统中进行催化及供热，有利于提高反应系统内催化剂的浓度，并可降低气固分离系统中用于气固分离的负荷，进而降低流化床反应器整体的分离损耗。根据本发明的具体实施方案，当所述湍流床反应器设有第一大孔分布板和格栅、并且所述内循环管线包括第一催化剂循环管线和第二催化剂循环管线时，所述第一催化剂循环管线的出口与湍流床反应器的连接处具体可以位于最上层的格栅的上方；所述第二催化剂循环管线的入口与所述湍流床反应器的连接处具体可以位于最下层的格栅与第一大孔分布板之间。

根据本发明的具体实施方案，所述流化床反应器还可以进一步包括产品气分离系统；

该产品气分离系统包括压缩冷凝单元、第一分离单元和第二分离单元，所述压缩冷凝单元设有入口、气相出口和液相出口，所述压缩冷凝单元的入口与流化床反应器的产品气出口连接，所述压缩冷凝单元的气相出口与第一分离单元的入口连接，所述压缩冷凝单元的液相出口与第二分离单元的入口连接；所述第一分离单元设有氢气出口和轻质烃出口，所述第二分离单元设有丙烯出口、丙烷出口和燃料烃出口；所述第一分离单元的轻质烃出口与所述第二分离单元的入口连接。

在上述产品气分离系统中，所述压缩冷凝单元中用于对气固分离系统排出的产品气进行进一步的逐级压缩、冷凝。所述压缩冷凝单元具体可以包括多级压缩机，以及在多级压缩机之间设置的级间冷却设备和级间分离罐。多级压缩机用于对气体进行依次压缩，级间冷却设备用于降低气体温度及冷凝，所述级间分离罐用于分离出冷凝的液相。

在上述产品气分离系统中，所述第一分离单元用于分离气相的氢气和轻质烃类物质，所述第二分离单元用于分离丙烯、丙烷、燃料烃(包括轻质烃和较重烃类C4+)。

在上述产品气分离系统中，所述第二分离单元可以包括两个以上的脱丙烷塔，通过精馏工艺实现对轻质烃、丙烷、丙烯和较重烃类C4+的分离。

在上述产品气分离系统中，所述第二分离单元的丙烷出口一般与流化床反应器中的气固分离系统、预提升系统、原料输送系统中的至少一种连接。具体地，所述第二分离单元的丙烷出口可以与气固分离系统底部的环管分布器、预提升系统底部的环形分布器、原料输送系统中的至少之一连接。

本发明还提供了一种气固环流再生器，其中，该气固环流再生器包括依次连通的第一再生系统、第二再生系统和第一汽提器；

所述第一再生系统包括第一外壳以及设于第一外壳内部的主风分布器、第一环管分布器和第一导流筒；

所述主风分布器设于所述第一外壳的底部，所述第一导流筒设于所述主风分布器的上方，所述第一环管分布器在水平方向设于所述第一导流筒与第一外壳之间；所述第一外壳的顶部设有燃料进料喷嘴、该燃料进料喷嘴由外部伸入第一外壳的内部并位于所述第一导流筒的上方；

所述第二再生系统包括第二外壳以及设于第二外壳内部的第二环管分布器和组合式旋风分离器；所述组合式旋风分离器设于所述第二外壳的顶部，所述第二环管分布器设于所述第二外壳的底部，所述第二外壳的顶部设有气体出口；

所述第一汽提器用于去除含氧气的烟气，所述第一汽提器设有气体出口、入口和固体出口，所述第一汽提器的入口与所述第二外壳的底部连接。

本发明提供的上述气固环流再生器可以用于对丙烷催化加氢等工艺的催化剂再生。由于丙烷催化加氢反应的生焦率比较低，需要再生利用的催化剂(以下简称待生剂)上附着的焦炭燃烧后不足以维持再生器中的燃烧温度，并且催化剂自身热量也不足以满足再生反应对能量的需要，因此本发明在第一再生系统中设置燃料进料喷嘴用于补充待生剂的热量，一方面可以恢复待生剂的活性，另一方面在待生剂转化为再生催化剂(以下简称再生剂)后可以将燃烧产生的热量带到流化床反应器中，提供丙烷催化加氢反应需要的热量。

进一步地，本发明的第一再生系统中设置的主风分布器、第一环管分布器和第一导流筒以及第二再生系统中设置的第二环管分布器可以使待生剂在第一再生系统和第二再生系统中以气固环流的方式运动，利用气固环流的方式可以提高催化剂流动的有序性和混合效果，从而有效改善固含率和速度分布，提高再生效果。具体来说，现有工业流化床中催化剂颗粒沿径向的混合效果很差，颗粒沿径向的混合效果是轴向效果的10％或更小，从而造成燃料进料喷嘴出口局部温度超高，形成热点并损坏催化剂；而本发明通过引入气固环流的方式可以显著强化催化剂沿径向的宏观流动，配合导流筒上方喷入燃料提供的热量，可以使不同温度的催化剂能够快速混合，达到温度的均匀分布，从而有效避免燃料进料喷嘴喷入燃料造成局部高温和产生热点的问题。此外，在导流筒下方催化剂颗粒的径向流动方向与主风分布器的风向垂直，可以使催化剂与风接触更充分，提高温度分布的均匀性。

根据本发明的具体实施方案，在第一再生系统中，第一导流筒将第一外壳的内部空间分为两部分：第一导流筒围成的导流筒内空间，以及第一导流筒与第一外壳围成的环隙空间。所述主风分布器位于第一导流筒内空间的垂直投影区内；所述第一环管分布器位于所述环隙区的垂直投影区内。进一步地，所述第一环管分布器可以以所述第一导流筒的中心轴线为轴对称分布。

根据本发明的具体实施方案，所述第一环管分布器一般位于所述主风分布器的上方。

根据本发明的具体实施方案，所述第一导流筒的高度一般为1m-5m。

本发明研究发现，环管分布器的气体中约有80％可能窜入导流筒内部，为保证第一环管分布器起到流化环隙区内催化剂的作用、减少窜气量，一般控制所述第一导流筒的底端与所述第一环管分布器的顶端之间的垂直距离为小于等于500mm，例如可以控制为小于等于300mm。

根据本发明的具体实施方案，所述第一导流筒与第一主风分布器之间的垂直距离一般大于等于300mm。

根据本发明的具体实施方案，所述燃料进料喷嘴与所述第一导流筒之间的垂直距离一般控制为200mm-1500mm。

根据本发明的具体实施方案，所述燃料进料喷嘴一般为两个以上。所述燃料进料喷嘴可以沿第一外壳的周向均匀分布。

根据本发明的具体实施方案，所述第二外壳的内部还设有第二大孔分布板，该第二大孔分布板位于所述第二外壳的底部，并具体位于所述第二环管分布器的下方、第二外壳的入口的上方。所述第二大孔分布板可以使进入再生系统的气体和待生剂颗粒均匀分布，避免发生局部聚集堵塞。

根据本发明的具体实施方案，所述第二外壳的入口为上粗下细的锥形。这种扩颈结构可以为第二大孔分布板的设置提供足够空间，并使穿过第二大孔分布板的气体和催化剂能够逐渐均匀扩散到第二再生系统的全截面，避免形成死区。

根据本发明的具体实施方案，所述第二再生系统还可以进一步包括第二导流筒，所述第二导流筒设于所述第二外壳的内部底部，所述第二环管分布器在水平方向位于所述第二导流筒与第二外壳之间。

根据本发明的具体实施方案，在第二再生系统中，第二导流筒将第二外壳的内部空间分为两部分：第二导流筒围成的内部空间，以及第二导流筒与第二外壳围成的环隙空间。所述第二环管分布器位于所述环隙区的垂直投影区内。进一步地，所述第二环管分布器可以以所述第二导流筒的中心轴线为轴对称分布。

根据本发明的具体实施方案，所述第二导流筒的高度一般为1m-3m。

根据本发明的具体实施方案，一般控制所述第二导流筒下端与所述第二环管分布器之间的垂直距离为小于等于500mm、例如小于等于300mm，以保证第二环管分布器起到流化环隙区内催化剂的作用、减少第二环管分布器进入第二导流筒的窜气量。

根据本发明的具体实施方案，所述主风分布器、第一导流筒、第一环管分布器、第二大孔分布板、第二环管分布器、第二导流筒、第一外壳、第二外壳一般同轴布置。

根据本发明的具体实施方案，所述第一环管分布器、第二环管分布器可以分别连接有两个气体入口管，以保证有足够的气体通入量。在一些具体实施方案中，所述第一环管分布器、第二环管分布器所用的流化气体可以是空气等，可用于助燃焦炭。

根据本发明的具体实施方案，所述气固环流再生器还可以包括再生剂内循环管线，所述再生剂内循环管线用于连接第一再生系统和第二再生系统并平衡第一再生系统和第二再生系统中催化剂床的高度。

在本发明的具体实施方案中，所述第一汽提器用于分离出第二再生系统排出的混合物中的氧气等可能消耗丙烯丙烷的气体，以提高产品收率并降低反应系统爆炸的风险。

根据本发明的具体实施方案，本发明对第一汽提器的构造没有特殊要求，只要为可以去除催化剂中含氧气的烟气的汽提器均可作为第一汽提器。在一些具体实施方案中，所述第一汽提器可以包括：第三外壳以及设于第三外壳内部的分隔构件、第三导流筒、环管蒸汽分布器以及汽提蒸汽分布器，所述分隔构件、第三导流筒、汽提蒸汽分布器由上至下依次排布(优选地，三者同轴设置)，相应地，所述第一汽提器的气体出口、入口和固体出口按照由上至下的顺序依次设置；所述环管蒸汽分布器在水平方向设于所述第三外壳与第三导流筒之间。

根据本发明的具体实施方案，所述分隔构件可以包括挡板、格栅等。所述分隔构件的排布形式包括盘环形挡板形式、格栅形式中的一种或两种以上的组合。

根据本发明的具体实施方案，所述分隔构件包括由上至下同轴设置的挡板组，每一个挡板组包括由上至下依次设置的环形挡板和盘形挡板。

根据本发明的具体实施方案，所述第一汽提器的固体出口用于输出再生剂颗粒，所述第一汽提器的气体出口用于输出含有氧气的烟气。在一些具体实施方案中，气体出口输出的烟气会夹带少量再生剂颗粒，此时所述第一汽提器的气体出口可以与第二再生系统的外壳连接，利用所述组合式旋风分离器，对第一汽提器排出的烟气中夹带的再生剂颗粒进行分离。

根据本发明的具体实施方案，所述气固环流再生器还可以进一步包括催化剂活化器，所述催化剂活化器用于向再生剂负载金属活性组分。所述催化剂活化器由下至上依次设有原料入口、固体出口、再生剂入口和气体出口。其中，所述原料入口用于接收活性组分原料(具体可以是丙烷和金属氧化物)；所述催化剂活化器的再生剂入口一般与所述第一汽提器的固体出口连接、用于接收第一汽提器输出的再生剂；所述催化剂活化器的固体出口用于输出负载金属活性组分后的再生剂，所述催化剂活化器的气体出口用于排出催化剂活化器中的气体，保持气压平衡。

在丙烷催化脱氢的工业反应中，采用的催化剂中的活性组分一般为金属氧化物。由于反应系统存在大量丙烷，属于还原气氛，催化剂上的部分金属氧化物被丙烷还原转化为金属单质，金属单质在反应温度下变为金属蒸汽并随产品气流出反应器，导致催化剂活性组分流失、活性降低。而本发明设置的催化剂活化器可以通过向再生剂负载金属活性组分以补充催化剂在反应过程中流失的活性组分。在一些具体实施方案中，所述催化剂活化器中可以通入丙烷和金属氧化物，金属氧化物被丙烷还原形成金属蒸汽，金属与催化剂表面的氢氧根等作用然后附着在催化剂上形成金属活性组分。催化剂中的金属的气化与沉积是一个动态平衡，由于催化剂活化器内输入的金属蒸汽的浓度远远大于丙烷脱氢反应中逸散的金属蒸汽浓度，因而沉积在催化剂上的金属远远大于催化剂中流失的金属量，从而保证催化剂经由催化剂活化器后活性组分增加，催化剂活性得到提升。

在一些具体实施方案中，所述催化剂活化器的原料入口的上方可以设有第三大孔分布板，以保证进入催化剂活化器中的金属氧化物和丙烷均匀分布，避免发生局部聚集堵塞。

本发明进一步提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置，该耦合装置包括上述流化床反应器、上述气固环流再生器、待生斜管与再生斜管；

其中，所述待生斜管的入口与所述流化床反应器中的湍流床反应器连接；所述待生斜管的出口与所述气固环流再生器中的第一再生系统的入口连接；所述再生斜管的入口与所述第一汽提器的固体出口连接，所述再生斜管的出口与所述流化床反应器中的预提升系统连接。

在上述耦合装置中，流化床反应器的湍流床反应器中排出的生焦量较高的催化剂通过待生斜管进入气固环流再生器中，依次通过第一再生系统、第二再生系统进行烧焦再生，再生后的催化剂在第一汽提器脱除含氧气的烟气后经由再生斜管进入流化床反应器中的预提升系统中，重新作为催化剂参与丙烷的脱氢反应。

在上述耦合装置中，所述原料输送系统的出口一般位于所述再生斜管与预提升系统的连接处的下方，或者，所述原料输送系统的出口也可以与所述再生斜管与预提升系统的连接处齐平。

在上述耦合装置中，所述流化床反应器与所述气固环流再生器一般在水平方向并列布置，节约空间。

在上述耦合装置中，所述待生斜管与所述湍流床反应器的连接处一般位于湍流床反应器中最上层格栅的上方。进一步地，当所述流化床反应器中的第一催化剂循环管线的出口与所述湍流床反应器连接时，如图1所示，所述待生斜管的入口一般位于第一催化剂循环管线出口的上方。

在上述耦合装置中，所述待生斜管的出口与所述第一再生系统的入口之间还可以连接有第二汽提器。所述第二汽提器可以用于置换待生剂中吸附的产品气，从而提高产品气收率。本发明对第二汽提器的构造没有特殊要求，本领域内能够置换丙烯气体的汽提器均可作为本发明的第二汽提器。

上述耦合装置中气固环流再生器处理后的再生剂进入预提升管中进行催化剂补充的量无法达到丙烷催化脱氢反应需要的密度(200kg/m³以上)。而在本发明的一些具体实施方案中，通过设置第二催化剂循环管线(如图1所示)，可以将湍流床反应器中的催化剂引入所述预提升管中，由于湍流床反应器底部的催化剂的温度较低，不会明显提高锥形提升管内的反应温度，因此将第二催化剂循环管线补充催化剂与气固环流再生器输送再生剂的方式相互配合，可以有效解决提升管中催化剂含量低的问题，进而将提升管中催化剂的密度提升至200kg/m³以上。

在上述耦合装置中，当所述流化床反应器包括产品气分离系统时，所述产品气分离系统中第二分离单元的燃料烃出口可以与气固环流再生器中第一再生系统的燃料进料喷嘴连接，为催化剂的再生过程提供燃料。

在上述耦合系统中，当所述气固环流再生器包括催化剂活化器时，所述催化剂活化器的固体出口与所述再生斜管的入口连接，此时第一汽提器、催化剂活化器、再生斜管、预提升系统依次连接，第二再生系统输送出的再生剂经过第一汽提器除去含氧气的烟气，再在催化剂活化器中负载金属活性组分后经由再生斜管输送到预提升系统中参与丙烷催化脱氢反应。

在上述耦合系统中，所述催化剂活化器的气体出口可以与流化床反应器中的气固分离系统连接，催化剂活化器排出的气体中含有金属蒸汽、丙烷气体以及夹带的催化剂颗粒，将催化剂活化器排出的气体输送至气固分离系统中，可以通过气固分离系统中的旋风分离器进行气固分离，分离出来的催化剂颗粒下落至底部密相床层，金属蒸汽、丙烷气体等通过气固分离系统顶部的产品气出口排出。在一些具体实施方案中，所述催化剂活化器的气体出口可以与气固分离系统内的环管分布器连接。

在上述耦合系统中，所述催化剂活化器的原料入口可以与产品气分离系统的第二分离单元的丙烷出口连接，以接收第二分离单元分离出的丙烷气体作为金属活性组分的原料。

根据本发明的具体实施方案，在上述耦合装置中，预提升系统接收原料输送管线输送的丙烷和催化剂，内循环管线自气固分离系统和/或反应系统输送的催化剂，以及气固环流再生器输送的再生剂。上述各装置输送的催化剂温度不等，本发明通过预提升系统可以将不同温度的催化剂混合均匀。

根据本发明的具体实施方案，当气固环流再生器包括催化剂活化器时，上述产品气分离系统还可以进一步包括初级冷凝单元和气固分离单元，所述流化床反应器的产品气出口、初级冷凝单元、气固分离单元和压缩冷凝单元依次连接。

本发明还提供了一种丙烷催化脱氢工艺方法，其是在上述耦合装置中进行的，该工艺方法包括：

将丙烷和催化剂通过原料输送系统输送至预提升系统中，然后丙烷和催化剂经由预提升系统依次进入锥形提升管和湍流床反应器进行丙烷催化脱氢反应；

湍流床反应器中的部分催化剂进入待生斜管中、剩余催化剂由气体夹带由湍流床反应器进入气固分离系统中进行气固分离，分离出的气体由气固分离系统的气体出口排出，分离出的催化剂下落至气固分离系统的壳体底部形成密相床层，密相床层中的催化剂由内循环管线输送至原料输送系统和/或反应系统循环利用；

在上述反应过程中，待生斜管中的催化剂依次进入气固环流再生器中的第一再生系统、第二再生系统进行烧焦再生，然后由第二再生系统输送至汽提器分离出含有氧气的烟气、得到再生剂，该再生剂经由再生斜管进入预提升系统，然后依次进入锥形提升管和湍流床反应器参与丙烷催化脱氢反应，完成催化剂的再生利用。

根据本发明的具体实施方案，上述工艺方法也可以在以常规提升管替代锥形提升管形成的耦合装置中进行。

根据本发明的具体实施方案，所述原料输送管路中的催化剂一方面来自于外部输送的新鲜催化剂，另一方面来自于内循环管线输送的催化剂。

根据本发明的具体实施方案，所述预提升系统中的催化剂一方面来自于原料输送系统输送的催化剂，另一方面来自于气固环流再生器输送的再生催化剂。

在本发明的具体实施方案中，当所述耦合装置中的流化床反应器的内循环管线只包括第一催化剂循环管线、并且第一催化剂循环管线的入口和出口分别连接气固分离系统和原料输送系统时(如图8所示)，上述工艺方法中，气固分离系统的密相床层中的催化剂通过该第一催化剂循环管线输送至原料输送系统中。

在本发明的具体实施方案中，当所述耦合装置中的流化床反应器的内循环管线包括第一催化剂循环管线和第二催化剂循环管线时(如图1、图7所示)，上述工艺方法中，气固分离系统的密相床层中的催化剂可以通过第一催化剂循环管线输送至湍流床反应器中。此时，上述工艺方法还可以进一步包括：锥形提升管输出的气固两相进入湍流床反应器进行丙烷催化脱氢反应之后，湍流床反应器的催化剂可分为三部分：第一部分的催化剂通过内循环管线(第一催化剂循环管线)输送至原料输送系统中、第二部分的催化剂进入待生斜管中，第三部分的催化剂由气体夹带由湍流床反应器进入气固分离系统。

在一些具体实施方案中，所述锥形提升管出口处的气速可以控制为8-12m/s、例如为8-10m/s。

在一些具体实施方案中，由锥形提升管排出的气固两相在经过第一大孔分布器时气速可以达到10m/s以上。

在一些具体实施方案中，在丙烷催化脱氢反应中，所述湍流床反应器中的反应的温度一般控制为500℃-620℃，反应压力一般小于等于1MPa，反应时间一般为5s-15s。所述锥形提升管中的反应温度稍高于湍流床反应器中的反应温度，一般为600-680℃；锥形提升管中的反应压力一般小于等于1MPa，反应时间一般为5s-15s

在一些具体实施方案中，所述第一再生系统和第二再生系统中的再生反应温度一般控制为620-750℃，例如620℃-700℃、650-750℃等，所述再生反应的压力一般小于等于1MPa。

根据本发明的具体实施方案，上述耦合装置中的流化床反应器的产品气出口排出的气体可以是含有丙烷、烃类等杂质的丙烯气体。当所述流化床反应器包括产品气分离系统时，上述工艺方法还可以进一步包括：

将流化床反应器的气固分离系统排出的产品气输送至压缩冷凝单元进行压缩冷凝和气液分离，得到的气相进入第一分离单元中，得到的液相进入第二分离单元中；

气相在第一分离单元中分离为氢气和轻质烃类物质，所述氢气自产品气分离系统排出，所述轻质烃类物质进入第二分离单元中；所述轻质烃类物质包括C1、C2和液相液滴等杂质；

第一分离单元输出的轻质烃类物质和压缩冷凝单元输出的液相在第二分离单元分离为丙烯、丙烷和燃料烃，所述燃料烃包括C1、C2和C4+；丙烯自产品气分离系统排出、作为产品气收集；

第二分离单元排出的丙烷进入气固分离系统、预提升系统、原料输送系统中的至少之一。

根据本发明的具体实施方案，当产品气分离系统中第二分离单元的燃料烃出口与第一再生系统的燃料进料喷嘴连接时，上述工艺方法还可以包括以下过程：第二分离单元排出的燃料烃进入第一再生系统的燃料进料喷嘴作为燃料；优选地，所述燃料烃在进入第一再生系统之前经过减压处理。

在上述分离过程中，由流化床反应器顶部出来后的混合产品气首先在压缩冷凝单元中经过逐级压缩、冷凝、气液分离，压缩冷凝单元分离出的含有氢气和轻质烃类的气相进入第一分离单元中，压缩冷凝单元分离出的含有丙烷、丙烯和其他较重烃类C4+的液相进入第二分离单元；其中，第一分离单元可以通过变压吸附等氢气分离工艺，将氢气和轻质烃类物质分离，然后氢气作为产品气流出装置，轻质烃类物质(含液相液滴等杂质)进入第二分离单元；第二分离单元可以采用精馏工艺从液相和轻质烃类物质中分别分离出轻质烃、丙烷、丙烯和较重烃类C4+。其中轻质烃(C1、C2)、较重烃类C4+减压后引入环流再生器燃料进料喷嘴作为燃料，丙烯作为产品气被收集起来；丙烷有多种循环利用的方式，例如，可以进入气固分离系统底部的环管分布器作为流化气体促进密相床层中的催化剂流出，也可以进入预提升系统的形管分布器中作为流化气体促进原料(丙烷、催化剂)向锥形提升管中移动，还可以与新鲜丙烷混合并进入原料输送系统共同作为原料气体参与反应。所述丙烷也可以同时以上述两种或者三种方式进行循环利用。

根据本发明的具体实施方案，当气固环流再生器包括催化剂活化器时，上述工艺方法可以包括：再生剂经由再生斜管进入催化剂活化器中，在催化剂活化器中负载金属活性组分之后经由再生斜管进入预提升系统。

进一步地，在气固环流再生器包括催化剂活化器的情况下，当所述产品气分离系统包括初级冷凝单元和气固分离单元时，上述工艺方法还可以包括：湍流床反应器的气固分离系统排出的产品气中的金属蒸汽首先被初级冷凝单元冷凝至汽化点以下转化为金属颗粒，然后在气固分离单元中将产品气中的金属颗粒分离出来，分离出的金属颗粒经过氧化送至催化剂活化器，分离出的气体进入下一级的压缩冷凝单元进行压缩冷凝。对金属颗粒的分离一方面可以避免产品气被污染，另一方面可以输送至催化剂活化器循环使用。

本发明的有益效果在于：

1、本发明提供的流化床反应器通过引入锥形提升管，可以保证气体和催化剂速度沿轴向基本不发生变化，保证了气固两相的平推流流动和沿轴向催化剂浓度的均匀分布，有利于提高产品收率和选择性。

2、本发明提供的流化床反应器以锥形提升管与湍流床反应器为耦合反应系统，既能够保证原料具有充足的反应时间，还可以减少气固两相的返混现象和催化剂磨损程度，同时还可以稳定催化剂流动气速、增加反应系统中催化剂浓度，提高产品选择性和收率。

3、本发明提供的流化床反应器利用丙烷催化脱氢过程中催化剂生焦量低的特点，通过设置内循环管线将生焦量低的催化剂直接或间接回收至反应系统，可以提高催化剂的使用率，并提高反应系统中的催化剂浓度，降低用于催化剂再生的能耗并避免催化剂的损耗。

4、本发明提供的流化床反应器中的气固分离系统可以完成对催化剂和反应产物的快速分离，避免二次反应和结焦的问题，同时也避免催化剂磨损。

5、本发明提供的气固环流再生器通过采用燃料对生焦量低的催化剂进行补热，并控制待生剂进行气固环流运动，不仅可以强化再生效果，还能强化待生剂的径向流动，促进待生剂之间的温度交换，实现再生系统中的温度均匀分布。

6、本发明通过将流化床反应器与气固环流再生器联用，得到的耦合装置能够有效防止气固返混，降低催化剂磨损，提高催化剂使用率，提高反应的选择性和产率，同时可以降低丙烷催化脱氢流化床工艺的建设和使用成本，达到节能降耗的目的，具有较高的工业推广前景。

附图说明

图1为实施例1的耦合装置的结构示意图。

图2为实施例1的流化床反应器的结构示意图。

图3为实施例1的流化床反应器的局部结构示意图。

图4为本发明错流格栅的结构示意图。

图5为实施例1的气固环流再生器的结构示意图。

图6为实施例1的第一汽提器的结构示意图。

图7为实施例2的耦合装置的结构示意图。

图8为实施例3的耦合装置的结构示意图。

图9为实施例5的耦合装置的结构示意图。

图10为实施例7的耦合装置结构示意图。

图11为实施例7的催化剂活化器的结构示意图。

符号说明

原料输送管路1、环形分布器2、再生斜管3、预提升管4、锥形提升管5、第一大孔分布板6、第一催化剂循环管线7、待生斜管8、湍流床反应器9、错流格栅10、集气罩11、环管分布器12、稀相管13、悬臂式分离器14、封闭罩15、二级旋风分离器16、产品气出口17、第二催化剂循环管线34、封闭罩顶部引出管35，超短卧式快分分离器36，超短卧式快分分离器的中心管361、超短卧式快分分离器的气相出口管362，催化剂床层90，催化剂床层上表面901，弹溅区91。

主风分布器18、第一环管分布器19、第一导流筒20、再生剂循环管线21、燃料进料喷嘴22、第二大孔分布板23、第二环管分布器37、第二导流筒38、组合式旋风分离器24、第二再生系统的气体出口25、第一汽提器的入口26、环形挡板27、盘形挡板28、第三导流筒29、环管蒸汽分布器30、汽提蒸汽分布器31、第一汽提器的固体出口32、油气出口管线33。

初级冷凝单元44，气固分离单元45，压缩冷凝单元41，第一分离单元42，第二分离单元43。

催化剂活化器50，第三大孔分布板51，原料入口52，再生剂入口53，固体出口54，气体出口55。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

实施例1

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置。如图1所示，该耦合装置包括流化床反应器、气固环流再生器、待生斜管8与再生斜管3。

如图2所示，流化床反应器包括原料输送系统、预提升系统、反应系统、气固分离系统和内循环管线。

原料系统用于向预提升系统输送反应原料。本实施例中，原料输送系统为原料输送管路1。原料输送管路1用于接收反应原料，包括丙烷原料、催化剂原料等。

预提升系统用于混匀反应原料并向反应系统输送反应原料。本实施例中，预提升系统为预提升管4。预提升管4为圆筒结构，预提升管4的入口设有环形分布器2；预提升管4的出口为上细下粗的锥形缩颈结构。

反应系统用于进行丙烷催化脱氢反应。反应系统包括湍流床反应器9和锥形提升管5。其中：

锥形提升管5的形状为上粗下细的锥形结构。锥形提升管5的出口直径与入口直径之比为小于等于3且大于1。锥形提升管5的管壁母线与中心垂线夹角为0°-10°。

如图3所示，湍流床反应器9内部设有第一大孔分布板6和一组以上的错流格栅10。湍流床反应器9内部通常有由催化剂颗粒形成的、由第一大孔分布板6的上表面向上的催化剂床层90，催化剂床层90的高度为2-10m。当进行丙烷催化脱氢反应时，催化剂床层上表面901的催化剂处于波动状态，在催化剂床层上方形成弹溅区91，弹溅区91的高度为1500mm-60000mm。

湍流床反应器9的入口段为下细上粗的扩颈结构，第一大孔分布板6设于入口段的上部。第一大孔分布板的的孔径优选为Φ100mm至Φ250mm。

错流格栅10由多组沿竖直方向分层设置的格栅组成。每组包括两层格栅，如图4所示，同组两层格栅之间的垂直距离d1、d2为大于等于300mm，相邻两组格栅之间的垂直距离d3为500mm至4000mm；其中，最下层的格栅位于第一大孔分布板6的上方，二者之间的垂直距离大于等于500mm。最上层的格栅浸没于催化剂床层90中，最上层的格栅与催化剂床层上表面901之间的垂直距离为500mm以上。各层格栅的开孔可以是矩形、正方形等，各层格栅中开孔的边长一般为100mm-500mm。

气固分离系统用于对反应系统中排出的气固两相进行气固分离并收集密相催化剂。气固分离系统包括壳体、集气罩11、稀相管13、低磨损气固分离装置和二级旋风分离器16，其中，低磨损气固分离装置为悬臂式气固快速分离器14。集气罩11、稀相管13、悬臂式气固快速分离器14、和二级旋风分离器16由下至上同轴设置于气固分离系统的壳体的内部。

气固分离系统的壳体的顶端设有产品气出口17。

集气罩11为上细下粗的锥形，该形状设置有利于快速收集物料。集气罩的母线与中心轴线之间的夹角为30°-70°。集气罩11的底端位于反应系统中弹溅区91的上方。集气罩11的底端与催化剂床层上表面901之间的距离为1500mm-6000mm。

稀相管13的顶端封闭、侧面设有方形出口或矩形出口。稀相管13的两侧出口沿稀相管13的中心轴线对称设置。

悬臂气固快速分离器14包括封闭罩15和两个以上的悬臂。其中，封闭罩15为底端敞口的筒状。封闭罩15的顶部设有引出管35，该引出管35与二级旋风分离器16的入口相通。

悬臂位于封闭罩15内部，悬臂与稀相管13的侧面出口一一对应。悬臂的伸展方向为水平伸展或旋转向下伸展。悬臂的末端与封闭罩15内壁的径向距离较短、一般在500mm以内，使悬臂分离的催化剂在排出后可以沿封闭罩15内壁迅速向下沉降，沉降的催化剂在气固分离系统的壳体的底部堆积形成密相床层。

封闭罩15与气固分离系统的壳体之间的环空底部设有环管分布器12，该环管分布器12位于封闭罩15底部开口的下方，用于为密相床层中的催化剂提供流化动力。

本实施例中，内循环管线具体包括第一催化剂循环管线7和第二催化剂循环管线34。其中，第一催化剂循环管线7用于将湍流床反应器9中收集的生焦量低的催化剂输送至原料输送管路1，第二催化剂循环管线34用于将气固分离系统中收集的密相催化剂输送至湍流床反应器9中。

第一催化剂循环管线7的入口与气固分离系统的壳体连接，并且该连接处位于环管分布器12的上方；第一催化剂循环管线7的出口与湍流床反应器9连接，并且该连接处位于错流格栅10中最上层格栅的上方。

第二催化剂循环管线34的入口与湍流床反应器9连接，并且二者连接处位于错流格栅10中的最下层格栅与第一大孔分布板6之间，第二催化剂循环管线34的出口与原料输送管路1的入口连接。

预提升管4、锥形提升管5、湍流床反应器9、集气罩11、稀相管13、悬臂式分离器14、二级旋风分离器16一般为同轴设置。

在上述流化床反应器中，各系统的连接关系为：原料输送管路1由下至上贯穿预提升管4的入口并伸入预提升管4内部，并且原料输送管路1的出口位于环形分布管2的上方；预提升管4的出口与锥形提升管5的入口连接；锥形提升管5的出口与湍流床反应器9的入口连接；湍流床反应器9的出口与集气罩11的入口连接；集气罩11的出口与稀相管13的入口连接；稀相管13的侧面出口与悬臂式气固快速分离器14的入口连接；悬臂式气固快速分离器14中悬臂的出口与封闭罩15的固体出口和气体出口连通；封闭罩15的气体出口与二级旋风分离器16的入口连通。

如图1、图5、图6所示，气固环流再生器包括依次连通的第一再生系统、第二再生系统、第一汽提器。第一再生系统位于第二再生系统的下方。

第一再生系统用于对催化剂进行第一次烧焦再生。第一再生系统包括第一外壳、主风分布器18、第一环管分布器19和第一导流筒20。

主风分布器18、第一环管分布器19和第一导流筒20位于第一外壳的内部。第一导流筒20位于第一外壳的中部，第一导流筒20的高度为1m-5m。主风分布器18位于第一导流筒20垂直投影区的下方、主风分布器18与第一导流筒20之间的垂直距离大于等于300mm。第一环管分布器19设于第一导流筒20与第一外壳之间的垂直投影区，第一环管分布器19的顶端与第一导流筒20的底端之间的垂直距离小于等于500mm。由此，第一再生系统内部由第一导流筒20作为分隔，分为导流筒内空间和第一导流筒与第一外壳之间的环隙区。第一外壳的下部设有入口、第一外壳的顶部设有出口，第一外壳的出口与第一导流筒20之间设有燃料进料喷嘴22，燃料进料喷嘴22与第一外壳的内部空间连通，燃料进料喷嘴22与第一导流筒20之间的垂直距离为200mm-1500mm。本实施例中燃料进料喷嘴22为多个，多个燃料进料喷嘴22的出口沿第一外壳的周向均匀分布。

第二再生系统用于对催化剂进行进一步的烧焦再生。第二再生系统包括第二外壳、第二大孔分布板23、第二环管分布器37、第二导流筒38和组合式旋风分离器24。其中第二大孔分布板23、，第二环管分布器37、第二导流筒38、组合式旋风分离器24位于第二外壳内部。第二外壳的底部设有上粗下细的入口，第二外壳的顶部设有气体出口25，第二外壳下部设有固体出口。第二大孔分布板23设于第二外壳的入口的上方，第二导流筒38设于第二大孔分布板23的上方，第二环管分布器37设于第二导流筒38与第二外壳之间的垂直投影区。第二导流筒38的高度为1m-3m，第二导流筒38下端与第二环管分布器37之间的垂直距离为小于等于500mm。

第二再生系统的底部与第一再生系统的底部之间连接有再生剂循环管线21。再生剂循环管线21用于平衡第一再生系统和第二再生系统中催化剂的堆积高度。

第一汽提器用于分离出催化剂夹带的含有氧气的烟气。

第一汽提器包括第三外壳、分隔构件、第三导流筒29、环管蒸汽分布器30和汽提蒸汽分布器31。环形挡板27、盘形挡板28、第三导流筒29、汽提蒸汽分布器31在第三外壳的内部由上至下依次排布。环管蒸汽分布器30设于第三外壳与第三导流筒29之间的垂直投影区。第一汽提器由上至下分别设有油气出口管线33、入口26和固体出口32。

第一再生系统的出口与第二再生系统的入口连接，第二再生系统的固体出口与第一汽提器的入口26连接。第一汽提器的油气出口管线33与第二再生系统的内部空间相通。

流化床反应器与气固环流再生器在水平方向并列设置，二者之间通过待生斜管8与再生斜管3连接。具体地，待生斜管8的入口与所述流化床反应器中的湍流床反应器9连接，并且待生斜管8与湍流床反应器9的连接处位于第一催化剂循环管线7与湍流床反应器9的连接处的上方；待生斜管8的出口与第一再生系统的入口连接。再生斜管3的入口与第一汽提器的固体出口32连接，再生斜管3的出口与预提升管4的入口连接，并且再生斜管3与预提升管4的连接处不低于原料输送管路1的出口。

在一些具体实施方案中，待生斜管8与第一再生系统之间还可以连接有第二汽提器，用于置换待生剂中吸附的丙烯产品气。

实施例2

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置。如图7所示，该耦合装置与实施例1的耦合装置结构相近，区别仅在于本实施例中以超短卧式快分分离器36代替实施例1中的悬臂式气固快速分离器14作为低磨损气固分离装置。采用超短卧式快分分离器36可以进一步降低气固两相的接触时间，减少二次反应。

在本实施例中，稀相管13的出口设于顶部，顶部出口与超短卧式快分分离器的中心管361相通，超短卧式快分分离器的中心管361的固体出口向下。超短卧式快分分离器的气相出口管362的出口位于集气罩11上方。

实施例3

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置。如图8所示，该耦合装置与实施例2的耦合装置结构相近，区别仅在于本实施例中集气罩11部分浸入弹溅区91，同时，本实施例省略第二催化剂循环管线，改为将第一催化剂循环管线7的入口与气固分离系统的外壳底部连接、第一催化剂循环管线7的出口与原料输送管路1相连。

实施例4

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢工艺方法，该工艺方法在实施例1的耦合装置中进行。该方法包括如下过程：

将丙烷和催化剂通过原料输送管路1送至预提升管4中，然后进入锥形提升管5中进行提升运动与丙烷催化脱氢反应，生成丙烯等气体产物。

在锥形提升管5中，产物气体(丙烯)、未反应的原料气体(丙烷)夹带催化剂颗粒一同沿锥形提升管5上升。在锥形提升管5中，丙烷催化脱氢的反应温度为600-680℃，丙烷催化脱氢的反应压力小于等于1MPa，丙烷脱氢的反应时间为5s-15s。锥形提升管5输出的由催化剂颗粒、原料气体和产物气体组成气固两相，以均匀速度经由第一大孔分布板6进入湍流床反应器9中，继续进行催化脱氢反应并向上运动。

第一大孔分布板6与最下层格栅之间的生焦量较低的催化剂进入第二催化剂循环管线34中随后返回原料输送管路1，随后再次进入预提升管4中参与反应过程；其余催化剂由气体夹带继续向上运动。在错流格栅10的作用下，气固两相在上升过程中产生的气泡被破碎，并且返混被抑制。在湍流床反应器9中，丙烷催化脱氢的反应温度为500-620℃，丙烷催化脱氢的反应压力小于等于1MPa，丙烷脱氢的反应时间为5s-15s。当气固两相达到错流格栅10的最上层格栅时，湍流床反应器9内生焦量较高的需要再生的催化剂中的大部分进入待生斜管8中，进入待生斜管中的催化剂为待生剂；剩余的少量催化剂(约占催化剂总量的10％)由气体夹带向上进入集气罩11中。

夹带着催化剂的气体经集气罩11收集后快速进入稀相管13，再由稀相管13进入悬臂式气固快速分离器14中进行气固分离：分离出的固体催化剂从悬臂出来后由封闭罩15内壁面阻挡下落至封闭罩15的下方，堆积形成密相床层；悬臂式气固快速分离器14分离出的气体在封闭罩15的内部向上移动，经由封闭罩的顶部引出管35进入二级旋风分离器16、进行进一步气固分离。二级旋风分离器16分离出的气体由产品气出口17排出收集；二级旋风分离器16分离出的固体催化剂下落至密相床层，在环管分布器12的鼓风作用下，密相床层中的催化剂由第一催化剂循环管线7输送返回湍流床反应器9，然后进入待生斜管8中。

待生斜管8中的待生剂随后进入第一再生系统，在主风分布器18和第一环管分布器19的鼓风作用下，待生剂在导流筒区向上运动、达到燃料气进料喷嘴22时在燃料的作用下升温，升温后的待生剂向下进入第一导流筒20与第一环管分布器19之间的环隙区，随后径向移动再次进入导流筒内部进行循环流动，使再生系统内的温度维持在烧焦反应所需温度。在待生剂的环流移动过程中，与燃料接触的高温待生剂同未与燃料接触的低温待生剂快速混合，使第一再生系统中的待生剂整体维持较高温度(620-750℃)且温度均匀分布，实现高效稳定烧焦再生。在具体实施方案中，可以通过调控主风分布器18的温度、流量以及燃料的流量，来控制第一再生系统中待生剂的烧焦温度。一般来说，主风分布器18的气体流量越大、燃料流量越大时，待生剂烧焦程度越充分。

经过第一次再生烧焦的待生剂随烟气的夹带进入第二再生系统内部。在第二再生系统内部，待生剂首先穿过第二大孔分布板23以达到在内部空间的均匀分布，然后在第二导流筒38内部以及第二导流筒38与第二外壳之间的环隙区进行环流运动，在流动过程中，高温的待生剂经过第二次再生烧焦，待生剂通过以上连续烧焦再生的过程得到再生、恢复催化活性，转化为再生剂。随后再生剂被烟气夹带向上运动，进入组合式旋风分离器24进行油气分离，分离出的烟气从出口25排出，分离出的待生剂依次通过第二外壳的固体出口和入口26进入第一汽提器中。

待生剂在第一汽提器中依次经过环形挡板27、盘形挡板28进入第三导流筒29，在环管蒸汽分布器30和汽提蒸汽分布器31的作用下做环流运动，运动过程中脱除含有氧气的烟气，然后再生剂通过第一汽提器的固体出口32返回预提升管4，重新参与丙烷催化脱氢反应。

在上述丙烷催化脱氢工艺过程中，原料丙烷和催化剂通过输送管1由底部进入预提升管4，再生剂颗粒经再生斜管3进入预提升管4中部，两股物料在预提升管4快速混合后，从预提升管4出口进入锥形提升管5，并沿锥形提升管5的轴线并流向上流动，同时进行丙烷催化脱氢反应。由于丙烷催化脱氢反应是增分子反应，不断有新的气体生成，气体流动越来越快，锥形提升管5上粗下细的形状可以保持气固两相的速度基本不发生变化，在保证平推流的同时减少催化剂的磨损。平推流流动可以消除气固相的返混，提高反应的选择性，且不需要额外的提升介质，降低装置的负荷和能耗。湍流床反应器9的入口段为扩颈结构，可以与锥形提升管5的出口良好衔接，并可以在湍流床反应器9的入口段设置直径较大的第一大孔分布板6，有利于催化剂颗粒进入湍流床反应器9后均匀分布。在湍流床反应器9内，气固两相继续反应，从而进一步延长反应时间，而且第一催化剂管线7不断将气固分离系统收集的密相催化剂输送至湍流床反应器9中，保证较高的剂油比。第一大孔分布板6上方设置的错流格栅10可以破碎气固两相上升过程中产生的气泡、提高气固接触的比表面积(即单位体积内气相与固相的接触面积)、大幅降低湍流床反应器9内的返混现象，减少二次反应。

在丙烷催化脱氢反应过程中，湍流床反应器9底部生焦量不高的催化剂进入第二催化剂循环管线34，然后汇入原料输送管路1，经由预提升管4重新输送至锥形提升管5参与反应。本发明通过采用内循环管线的设计，将湍流床反应器9中的生焦量低的催化剂重新输送至锥形提升管5中，能够极大地补充和提高锥形提升管5内的催化剂浓度，同时也可以及时灵活地调整参与反应的催化剂量。

在湍流床反应器9中错流格栅10的最上层格栅处，大部分生焦量较高的催化剂作为待生剂由待生斜管8进入气固环流再生器进行烧焦再生。

由湍流床反应器9出来的气体夹带着剩余的少量催化剂颗粒进入集气罩11，由于集气罩11距离湍流床反应器9中的催化剂床层90较近但高于弹溅区91，因此湍流床反应器9中排出的气固两相能够经集气罩11快速进入气固分离系统进行气固，大大缩短了气体与催化剂在丙烷脱氢反应所需时间范围之外进一步的接触时间，减少了二次反应的程度。进入气固分离系统的气固两相首先经过稀相管13进入悬臂式气固快速分离器14进行第一次气固分离，催化剂和气体的混合物通过悬臂式气固快速分离器14的多个悬臂引出，悬臂出口和封闭罩15的壁面之间距离较短，由悬臂出来的催化剂颗粒仅需运动很小的径向距离就可快速到达封闭罩15的内壁面，在较低的切向速度下就可以实现高效的分离，气固分离效率达到98％以上，同时大大降低分离压降。催化剂颗粒沿封闭罩15下落，并在封闭罩15下部形成一个密相床层，密相床层形成一个料封，避免气体产物由封闭罩15下端流出。分离出的气体产物沿封闭罩15向上运动，从封闭罩的顶部引出管35进入沉降段(即悬臂式分离器14的外部筒体部分)，然后进入二级旋风分离器16。由于悬臂式气固快速分离器14已经分离出98％左右的催化剂颗粒，因此进入二级旋风分离器16的颗粒量很少，极大地避免了大量催化剂在二级旋风分离器16内的磨损。二级旋风分离器16分离出来的催化剂颗粒沿料腿重新落入封闭罩15下端的密相床层。密相床层中的催化剂在环管分布器12的鼓风作用下沿第一催化剂循环管7落入湍流床反应器9。二级旋风分离器16分离出来的气体沿产品气出口17排出气固分离系统。

待生斜管8将从湍流床反应器9中收集的待生剂首先输送至第一再生系统。由于通入第一导流筒20内部区域的气体量大于通入环隙区的气体量，第一导流筒20内部区域的待生剂密度小于环隙区的待生剂密度，造成环隙区的压力大于第一导流筒20内部区域的压力，这一压力差推动待生剂颗粒在第一导流筒20内向上流动，在环隙区向下流动。在第一导流筒20上方燃料进料喷嘴22喷入燃料，由于燃料进料喷嘴22附近存在显著的径向流动，高温催化剂和周围的低温催化剂能够快速混合，保证第一再生系统内温度的均匀分布，实现稳定烧焦再生。经过一次烧焦的待生剂在烟气的携带下经过第二大孔分布板23进入第二再生系统，沿第二导流筒38的内部空间和第二导流筒38与第二外壳之间的环隙区进行循环运动，并在运动过程中经历第二次烧焦反应，经过两次烧焦后的待生剂已完全恢复活性，转化为再生剂。再生剂进入汽提器，经第一汽提器逆流汽提、去除固体颗粒间吸附的含有氧气的烟气后将再生剂输送回预提升管4，作为催化剂重新参与丙烷催化脱氢反应中。第一汽提器排出的烟气经由油气出口管线33输送至组合式旋风分离器24进行气固分离，以分离出烟气中夹带的再生剂颗粒。

实施例2和实施例3中进行的丙烷催化脱氢工艺方法与上述工艺过程相近，区别仅在于：

与实施例1相比，在实施例2耦合装置进行的工艺过程中，湍流床反应器9输出的气固两相经由集气罩11、稀相管13进入超短卧式快分分离器36进行快速气固分离；

与实施例2相比，在实施例3耦合装置进行的工艺过程中，气固分离系统底部密相床层的催化剂经由第一催化剂循环管线7直接输送至原料输送管路1中。

在实际生产中，上述丙烷催化脱氢工艺的丙烯产率可以达到37％-40％，单程转化率可以达到42％-47％，选择性可以达到90％以上，具有较高的生产效率和收率。

实施例5

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置。该装置与实施例1的耦合装置结构相似，区别仅在于本实施例中流化床反应器的产品气出口17进一步连接有产品气分离系统。

如图9所示，该产品气分离系统包括压缩冷凝单元41、第一分离单元42和第二分离单元43。

压缩冷凝单元41用于对气体进行逐级压缩冷凝和气液分离，包括多级压缩机、以及在多级压缩机之间设置的级间冷却设备和级间分离罐，多级压缩机用于对气体进行依次压缩，级间冷却设备用于降低气体温度，级间分离罐用于分离出冷凝的液相。压缩冷凝单元41设有入口、气相出口和液相出口。其中，压缩冷凝单元41的入口与产品气出口17连接，压缩冷凝单元41的气相出口与第一分离单元42的入口连接，所述压缩冷凝单元41的液相出口与第二分离单元43的入口连接。

第一分离单元42用于分离气相中的氢气和轻质烃类物质(C1、C2以及液相杂质)。第一分离单元42设有氢气出口和轻质烃出口，第一分离单元42的轻质烃出口与第二分离单元43的入口连接。

第二分离单元43设有多个脱丙烷塔，通过精馏工艺可以实现对轻质烃、丙烯、丙烷和较重烃类C4+的分离。第二分离单元43设有丙烯出口、丙烷出口和燃料烃出口。第二分离单元43的燃料烃出口与气固环流再生器中的燃料进料喷嘴22连接，用于将分离出的轻质烃和C4+输送至第一再生系统中作为燃料。第二分离单元43的丙烷出口分别与环管分布器12、环形分布器2、原料输送管路1连接。进入环管分布器12和环形分布器2作为流化气体促进催化剂颗粒的流动，进入原料输送管路1中的丙烷与新鲜丙烷一并作为原料气体参与丙烷催化脱氢反应。

实施例6

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢工艺方法，该工艺方法在实施例5的耦合装置中进行。该方法包括实施例4工艺方法的全部工艺过程，并且进一步包括：

由产品气17出口排出的气体首先进入压缩冷凝单元41进行逐级压缩冷凝和气液分离，分离出的气相(含氢气和轻质烃类物质)进入第一分离单元42，分离出的液相(含丙烷、丙烯和C4+)进入第二分离单元43；

气相在第一分离单元中进行气体分离，分离出的氢气作为产品气排出装置；分离出的轻质烃类物质进入第二分离单元43；

第二分离单元43通过精馏技术分别分离出丙烯、丙烷、轻质烃和C4+，其中：丙烯作为产品气排出装置，轻质烃和C4+在减压后作为燃料通入燃料进料喷嘴22，丙烷分为三路，一路进入环管分布器12中作为流化气体，一路进入环形分布器2作为流化气体，一路进入原料输送管路1中与新鲜丙烷混合作为反应原料。

实施例7

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置。如图10所示，该装置与实施例5的耦合装置结构相似，区别仅在于：

本实施例中产品气分离系统进一步包括初级冷凝单元44和气固分离单元45，初级冷凝单元44设有入口和出口，气固分离单元45设有入口、固体出口和气体出口。

初级冷凝单元44的入口与产品气出口17连接，初级冷凝单元44的出口与气固分离单元45的入口连接。气固分离单元45的气体出口与压缩冷凝单元的入口连接。

本实施例的气固环流再生器还进一步包括催化剂活化器50、用于向再生剂补充金属活性组分。如图11所示，催化剂活化器50的内部底部设有第三大孔分布板51。催化剂活化器50由下至上依次设有原料入口52、固体出口54、再生剂入口53和气体出口55。催化剂活化器50。原料入口52用于接收形成金属活性组分的原料(一般为丙烷气体和金属氧化物)，再生剂入口53与第一汽提器的固体出口32连接，固体出口54与再生斜管3连接，气体出口55与气固分离系统连通、具体可以与环管分布器12连接。

实施例8

本实施例提供了一种丙烷催化脱氢工艺方法，该工艺方法在实施例7的耦合装置中进行。该方法包括实施例4工艺方法的全部工艺过程，并且进一步包括：

由第一汽提器输出的再生剂通过再生剂入口53进入催化剂活化器50中，催化剂活化器50中的金属氧化物被丙烷还原为金属单质，金属单质沉积在再生剂中形成金属活性组分，再生剂的催化活性得到提升，补充金属活性组分后的再生剂经由固体出口54进入再生斜管中；催化剂活化器50中的气体由气体出口55进入气固分离系统进行气固分离，二级旋风分离器16分离出的催化剂颗粒沉降至密相床层，二级旋风分离器16分离出的气体由产品气出口17进入产品气分离系统。

由产品气17出口排出的气体首先进入初级冷凝单元44进行冷凝，气体中的金属蒸汽被冷凝为金属颗粒，然后夹带金属颗粒的气体进入气固分离单元45，将金属颗粒与气体分离，分离出的金属颗粒排出产品气分离系统，经氧化后可送至催化剂活化器50中作为原料；分离出的气体进入压缩冷凝单元41；

在压缩冷凝单元41中对气体进行逐级压缩冷凝和气液分离，分离出的气相(含氢气和轻质烃类物质)进入第一分离单元42，分离出的液相(含丙烷、丙烯和C4+)进入第二分离单元43；

气相在第一分离单元中进行气体分离，分离出的氢气作为产品气排出装置；分离出的轻质烃类物质进入第二分离单元43；

第二分离单元43通过精馏技术分别分离出丙烯、丙烷、轻质烃和C4+，其中：丙烯作为产品气排出装置，轻质烃和C4+在减压后作为燃料通入燃料进料喷嘴22，丙烷分为四路，一路进入环管分布器12中作为流化气体，一路进入环形分布器2作为流化气体，一路进入原料输送管路1中与新鲜丙烷混合作为反应原料，一路进入催化剂活化器50中作为原料。

与实施例4的工艺方法相比，本实施例的工艺方法在催化剂再生后对催化剂进行补充活性组分的处理，可以进一步提升催化剂活性，使丙烷催化脱氢工艺的丙烯产率、单程转化率和选择性相比于实施例4的效果有明显提升。

Claims (15)

1.一种流化床反应器，该流化床反应器包括原料输送系统、预提升系统、反应系统、气固分离系统和内循环管线；

其中，所述反应系统包括锥形提升管和湍流床反应器，所述锥形提升管的横截面直径由入口至出口逐渐变大；

所述原料输送系统、预提升系统、锥形提升管、湍流床反应器、气固分离系统由下至上依次连通，所述气固分离系统的底部设有出口、且该出口与所述内循环管线的入口连接，所述内循环管线的出口与所述原料输送系统和/或反应系统连接；

所述气固分离系统设有产品气出口。

2.根据权利要求1所述的流化床反应器，其中，所述锥形提升管的管壁母线与所述锥形提升管的中心垂线的夹角为0°-10°；

优选地，所述锥形提升管的出口直径与入口直径之比小于等于3且大于1。

3.根据权利要求1所述的流化床反应器，其中，所述湍流床反应器的底部设有第一大孔分布板；所述第一大孔分布板的孔径优选为Φ50mm至Φ250mm；

优选地，所述湍流床反应器还设有一层以上的格栅，所述格栅位于所述第一大孔分布板的上方，并且所述格栅沿竖直方向分层排布；

优选地，最下层的格栅与所述第一大孔分布板的垂直距离大于等于500mm；

更优选地，所述湍流床反应器的内部空间形成催化剂床层，至少最上层的格栅位于所述催化剂床层的内部；

进一步优选地，最上层的格栅的顶端与所述催化剂床层的上表面的垂直距离为500mm以上；

更优选地，所述格栅为错流格栅，所述错流格栅为一组以上，每组错流格栅包括2层格栅，同组的两层格栅之间的垂直距离为大于等于300mm，相邻两组格栅之间的垂直距离为500mm-4000mm。

4.根据权利要求1所述的流化床反应器，其中，所述气固分离系统包括壳体、以及设于该壳体内部的集气罩、稀相管、低磨损气固分离装置和旋风分离器，所述集气罩的入口与所述湍流床反应器的出口连通，所述集气罩、稀相管、低磨损气固分离装置和旋风分离器依次连通；

优选地，所述集气罩位于催化剂床层的上方，所述集气罩与催化剂床层的上表面之间的垂直距离为1500mm-6000mm；

优选地，所述集气罩为锥形或圆台形，所述集气罩的母线与中心轴线之间的夹角为30°-70°；

优选地，所述稀相管位于所述集气罩的上方，所述低磨损气固分离装置设有开口向下的固体出口和开口向上的气体出口，所述低磨损气固分离装置的气体出口与所述旋风分离器的入口连通，所述旋风分离器的气体出口与所述产品气出口连通。

5.根据权利要求4所述的流化床反应器，其中，所述低磨损气固分离装置包括悬臂式气固快速分离器或超短快分分离器；

优选地，所述悬臂式气固快速分离器包括封闭罩和悬臂，所述悬臂位于所述封闭罩的内部，所述悬臂的入口与所述稀相管的出口连通，所述悬臂的末端设有固体出口；所述封闭罩的底部敞口，所述封闭罩的顶部设有气体出口；

优选地，所述悬臂为两个以上；

更优选地，所述悬臂的伸展方向为水平或旋转向下。

6.根据权利要求1所述的流化床反应器，其中，所述内循环管线为第一催化剂循环管线，该第一催化剂循环管线的入口与所述气固分离系统连接，该第一催化剂循环管线的出口与所述原料输送系统连接。

7.根据权利要求1所述的流化床反应器，其中，所述内循环管线包括第一催化剂循环管线和第二催化剂循环管线，所述第一催化剂循环管线的入口与所述气固分离系统连接，所述第一催化剂循环管线的出口与所述湍流床反应器连接；所述第二催化剂循环管线的入口与所述湍流床反应器连接，所述第二催化剂循环管线的出口与所述原料输送系统的入口连接；

优选地，当所述湍流床反应器设有第一大孔分布板和格栅、并且所述内循环管线包括第一催化剂循环管线和第二催化剂循环管线时，所述第一催化剂循环管线的出口与反应系统的连接处位于最上层的格栅的上方；所述第二催化剂循环管线的入口与所述反应系统的连接处位于最下层的格栅与第一大孔分布板之间。

8.根据权利要求1-7任一项所述的流化床反应器，其中，所述流化床反应器还包括产品气分离系统；

该产品气分离系统包括压缩冷凝单元、第一分离单元和第二分离单元，所述压缩冷凝单元的入口与流化床反应器的产品气出口连接，所述压缩冷凝单元的气相出口与第一分离单元的入口连接，所述压缩冷凝单元的液相出口与第二分离单元的入口连接；

所述第一分离单元设有氢气出口和轻质烃出口，所述第二分离单元设有丙烯出口、丙烷出口和燃料烃出口；所述第一分离单元的轻质烃出口与所述第二分离单元的入口连接；

优选地，所述第二分离单元的丙烷出口与流化床反应器中的气固分离系统、预提升系统、原料输送系统中的至少一种连接；

优选地，所述压缩冷凝单元包括多级压缩机，以及在多级压缩机之间设置的级间冷却设备和级间分离罐。

9.一种气固环流再生器，其中，该气固环流再生器包括依次连通的第一再生系统、第二再生系统和第一汽提器；

所述第一再生系统包括第一外壳以及设于第一外壳内部的主风分布器、第一环管分布器和第一导流筒；

所述主风分布器设于所述第一外壳的底部，所述第一导流筒设于所述主风分布器的上方，所述第一环管分布器在水平方向设于所述第一外壳与第一导流筒之间；所述第一外壳的顶部设有燃料进料喷嘴、该燃料进料喷嘴由外部伸入所述第一外壳的内部并位于所述第一导流筒的上方；

所述第二再生系统包括第二外壳以及设于第二外壳内部的第二环管分布器和组合式旋风分离器；所述第二环管分布器设于所述第二外壳的底部以及组合式旋风分离器的下方，所述第二外壳的顶部设有气体出口；

所述第一汽提器用于去除含氧气的烟气，所述第一汽提器设有气体出口、入口和固体出口，所述第一汽提器的入口与所述第二外壳的底部连接；

优选地，所述第二外壳的内部还设有第二大孔分布板；优选地，第二再生系统与第一再生系统之间连接有再生剂循环管线。

10.根据权利要求9所述的气固环流再生器，其中，所述第一导流筒的底端与所述第一环管分布器的顶端之间的垂直距离小于等于500mm，所述第一导流筒与第一主风分布器之间的垂直距离大于等于300mm；

优选地，所述燃料进料喷嘴与所述第一导流筒之间的垂直距离为200mm-1500mm。

11.根据权利要求9所述的气固环流再生器，其中，所述第二再生系统还包括第二导流筒，所述第二导流筒设于所述第二外壳的内部底部，所述第二环管分布器在水平方向设于所述第二导流筒与第二外壳之间；

优选地，所述第二导流筒的下端与所述第二环管分布器之间的垂直距离小于等于500mm。

12.根据权利要求9所述的气固环流再生器，其中，所述气固环流再生器还包括用于向再生剂负载金属活性组分的催化剂活化器，所述催化剂活化器由下至上依次设有原料入口、固体出口、再生剂入口和气体出口，所述催化剂活化器的再生剂入口与所述第一汽提器的固体出口连接；

优选地，所述催化剂活化器的原料入口的上方设有第三大孔分布板。

13.一种丙烷催化脱氢流化床反应-再生耦合装置，该耦合装置包括待生斜管、再生斜管、权利要求1-8任一项所述的流化床反应器、权利要求9-12任一项所述的气固环流再生器；

其中，所述待生斜管的入口与所述流化床反应器中的湍流床反应器连接；所述待生斜管的出口与所述气固环流再生器中的第一再生系统的入口连接；所述再生斜管的入口与所述第一汽提器的固体出口连接，所述再生斜管的出口与所述流化床反应器中的预提升系统连接；

优选地，所述待生斜管的出口与所述第一再生系统的入口之间还连接有第二汽提器；

优选地，当所述气固环流再生器包括催化剂活化器时，所述催化剂活化器的固体出口与所述再生斜管的入口连接，所述催化剂活化器的气体出口与所述流化床反应器中的气固分离系统连接；

优选地，当所述流化床反应器包括产品气分离系统时，所述产品气分离系统中第二分离单元的燃料烃出口与第一再生系统的燃料进料喷嘴连接；

优选地，当所述气固环流再生器包括催化剂活化器、并且所述流化床反应器包括产品气分离系统时，所述催化剂活化器的原料入口与第二分离单元的丙烷出口连接；

优选地，当所述气固环流再生器包括催化剂活化器、并且所述流化床反应器包括产品气分离系统时，所述产品气分离系统还包括初级冷凝单元和气固分离单元，所述流化床反应器的产品气出口、初级冷凝单元、气固分离单元和压缩冷凝单元依次连接。

14.一种丙烷催化脱氢工艺方法，其是在权利要求13所述的耦合装置中进行的，该工艺方法包括：

将丙烷和催化剂通过原料输送系统输送至预提升系统中，然后丙烷和催化剂经由预提升系统依次进入锥形提升管和湍流床反应器进行丙烷催化脱氢反应；

湍流床反应器中的部分催化剂进入待生斜管中、剩余催化剂由气体夹带由湍流床反应器进入气固分离系统中进行气固分离，分离出的气体由气固分离系统的气体出口排出，分离出的催化剂下落至气固分离系统的壳体底部形成密相床层，密相床层中的催化剂由内循环管线输送至原料输送系统和/或反应系统进行循环利用；

在上述丙烷催化脱氢反应过程中，待生斜管中的催化剂依次进入气固环流再生器中的第一再生系统、第二再生系统进行烧焦再生，然后由第二再生系统输送至第一汽提器分离出含有氧气的烟气，得到再生剂，再生剂经由再生斜管进入预提升系统，然后依次进入锥形提升管和湍流床反应器参与丙烷催化脱氢反应，完成催化剂的再生利用；

优选地，当气固环流再生器包括催化剂活化器时，所述催化剂的再生利用过程包括：在上述丙烷催化脱氢反应过程中，待生斜管中的催化剂依次进入气固环流再生器中的第一再生系统、第二再生系统进行烧焦再生，然后由第二再生系统输送至第一汽提器分离出含有氧气的烟气，然后进入催化剂活化器补充催化剂活化组分，得到再生剂，再生剂经由再生斜管进入预提升系统，然后依次进入锥形提升管和湍流床反应器参与丙烷催化脱氢反应，完成催化剂的再生利用；

优选地，在上述工艺方法还包括：在锥形提升管输出的气固两相进入湍流床反应器进行丙烷催化脱氢反应后，湍流床反应器的部分催化剂通过内循环管线输送至原料输送系统中；

优选地，当所述气固环流再生器还包括催化剂活化器时，上述工艺方法还包括：再生剂经由再生斜管进入催化剂活化器中，在催化剂活化器中负载金属活性组分之后经由再生斜管进入预提升系统；

优选地，所述锥形提升管出口处的气速为8-12m/s；

优选地，在丙烷催化脱氢反应的过程中，所述湍流床反应器的反应温度为500-620℃，所述湍流床反应器的反应压力小于等于1MPa，湍流床反应器的反应时间为5s-15s；所述锥形提升管的反应温度为600-680℃，锥形提升管的反应压力小于等于1MPa，锥形提升管的反应时间为5s-15s；

优选地，再生反应的温度为620-750℃，再生反应的压力小于等于1MPa。

15.根据权利要求14所述的工艺方法，其中，当所述流化床反应器包括产品气分离系统时，该工艺方法还包括：

将湍流床反应器的气固分离系统排出的产品气进行压缩冷凝和气液分离，得到的气相进入第一分离单元中，得到的液相进入第二分离单元中；

气相在第一分离单元中分离为氢气和轻质烃类物质，所述氢气排出产品气分离系统，所述轻质烃类物质进入第二分离单元中；

所述轻质烃类物质和液相在第二分离单元分离为丙烯、丙烷和燃料烃，所述燃料烃包括C1、C2和C4+；

第二分离单元排出的燃料烃进入第一再生系统的燃料进料喷嘴作为燃料；优选地，所述燃料烃进入第一再生系统之前经过减压处理；

第二分离单元排出的丙烷进入气固分离系统、预提升系统、原料输送系统中的至少之一；

优选地，当所述气固环流再生器包括催化剂活化器、并且所述产品气分离系统还包括初级冷凝单元和气固分离单元时，所述工艺方法还包括：将湍流床反应器的分离系统排出的产品气进行初步冷凝和气固分离，将产品气中的金属颗粒分离出来，分离出的金属颗粒经过氧化送至催化剂活化器，分离出的气体进入压缩冷凝单元进行压缩冷凝。

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