CN115612519B - 一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明为一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的新型再生方法及系统。该系统包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元以及尾气净化单元；催化脱氢反应单元使原料充分反应，使得低碳烷烃经催化脱氢制得低碳烯烃；随着反应的进行，催化剂逐渐失活，失活后的催化剂送至除尘单元；除尘后的催化剂流动至烧炭与氯化单元，催化剂在此得以除去反应时产生的积碳；烧炭与氯化后的催化剂送至还原单元，使用纯氢将铂等还原，使催化剂恢复催化活性；还原后的催化剂在送至脱氢反应器前，先送至活化单元处理，以便其催化烷烃脱氢时，使其获得更高的目标烯烃的选择性。

Description

一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法及系统
技术领域
本发明属于催化剂再生技术领域，具体涉及一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法及系统。
背景技术
丙烯、异丁烯，特别是丙烯是现在工业重要的基础化工原料。丙烯可用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷、丁醇、异丙苯等下游产品；而异丁烯可用于生产汽油添加剂MTBE、丁基橡胶等。传统的丙烯主要来自蒸汽裂解制乙烯的副产物，在中国，少量丙烯来自MTO或MTP工艺；传统的异丁烯几乎都来自炼厂气和裂解C4馏分。随着市场对丙烯、异丁烯的需求不断增加，传统的丙烯、异丁烯来源，不能满足市场的需求。
石油开采时，会副产含大量、廉价的丙烷、丁烷的石油气；另外，近年随着页岩气开采技术的工业应用，越来越多的低碳烷烃供应市场。自20世纪90年代以来，又特别是近十年，烷烃直接催化脱氢制备丙烯和异丁烯的工艺技术得到广泛应用，因其经济性、环境友好型，越来越受到市场的认可，国内已建和在建低碳烷烃催化脱氢产能超两千万吨。
低碳烷烃催化脱氢制备低碳烯烃的工艺主要分为移动床工艺、固定床工艺和流化床工艺，固定床工艺反应系统设计相对简单，但因催化剂需要频繁再生，切换操作十分频繁，对控制系统和阀门、设备要求较高。流化床工艺属新的技术，尚未实现工业应用。移动床工艺的反应系统采用多级串联控制，催化剂失活后被送至催化剂再生系统。一般需经除尘、烧炭氯化、还原等过程。经还原后的催化剂，已经再次具备较好的催化脱氢活性，但此时的催化剂比较活跃，会引起部分烷烃C-C键的断裂，导致产物中甲烷、乙烷等低碳烷烃的增加，降低了目标烯烃的选择性，从而导致异丁烯收率的降低。再生后的催化剂在脱氢反应器内，一般需要10~15小时的诱导，目标烯烃选择性才能逐渐提升至较高水平，如此长时间的诱导，影响了目标烯烃的产品收率。为此，需要对还原后的催化剂进行活化处理。
发明内容
为了解决现有移动床脱氢催化剂再生工艺存在的上述问题，本发明提供一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法及系统。该系统能提高催化剂催化脱氢初期烯烃的选择性，达到增加目标烯烃收率之目的。
为了实现以上发明目的，本发明所采用的技术方案为：
一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂（尤其是球形氧化铝基负载铂锡的移动床低碳烷烃脱氢催化剂）的再生系统，该系统包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元以及尾气净化单元；活化单元与催化脱氢反应单元连接，烧炭与氯化单元与尾气净化单元连接。
进一步的，所述催化脱氢反应单元包括原料加热炉、脱氢反应器、失活催化剂收集罐、失活催化剂提升器、低碳烷烃流量计、氢气流量计；
氢气流量计与低碳烷烃流量计相连，再与原料加热炉入口相连，原料加热炉出口与脱氢反应器原料入口相连，脱氢反应器的失活催化剂出口与失活催化剂收集罐相连，失活催化剂收集罐与失活催化剂提升器连接；脱氢反应器产物出口与后续换热和产品分离系统相连。
进一步的，所述除尘单元包括分离料斗、除尘器、除尘风机、放空空冷器；
分离料斗的失活催化剂进口端与失活催化剂提升器相连，分离料斗底端气相入口与除尘风机相连，分离料斗顶端气体出口与除尘器入口相连，除尘器气相出口与放空空冷器相连，除尘器底端与废催化剂收集器相连，放空空冷器一部分与放空管线相连，另一部分与新鲜氮气管线相连后，接除尘风机入口。
进一步的，所述烧炭与氯化单元包括再生反应器、再生气电加热器、再生气循环风机、氯化剂气化器、氯化剂进料泵、再生气空冷器、再生气混合器；
再生反应器顶端的再生催化剂入口与分离料斗的催化剂出口相连，再生反应器下端的再生气入口与再生气混合器相连，再生气混合器的另外一端分别与再生气电加热器和氯化剂气化器相连；氯化剂气化器的另一端与氯化剂进料泵的出口相连，氯化剂进料泵的入口连接氯化剂储罐；再生反应器上端的气相出口与再生气空冷器相连；再生气空冷器出口分两路，一路与新鲜氮气、空气混合管线相连后，再与再生气循环风机入口相连，再生气循环风机出口与再生气电加热器相连；再生气空冷器出口的另一路与尾气净化单元相连，再生反应器底端的再生催化剂出口与还原单元连接。
进一步的，所述还原单元包括再生催化剂缓冲罐、再生催化剂提升器、再生催化剂流量控制器、催化剂还原反应器、氢气加热器；
再生催化剂缓冲罐的入口与再生反应器的催化剂出口相连，再生催化剂缓冲罐的出口与再生催化剂提升器相连，再生催化剂提升器的出口与再生催化剂流量控制器相连，再生催化剂流量控制器的另一端与催化剂还原反应器相连，催化剂还原反应器的催化剂出口与活化单元相连；还原氢气与氢气加热器的入口相连，氢气加热器的出口与催化剂还原反应器的气相入口相连，催化剂还原反应器的气相出口与氢气回收系统相连。
进一步的，所述活化单元包括活化反应器、活化剂加热器、活化剂流量控制器；
活化反应器的催化剂入口与催化剂还原反应器的催化剂出口端相连，活化反应器的催化剂出口端与脱氢反应器催化剂入口端相连；活化反应器的气相入口与活化剂加热器出口相连，活化反应器的气相出口与脱氢反应器产物出口管线相连；活化剂加热器入口与活化剂流量控制器相连，活化剂流量控制器另一端接活化剂储存装置。
进一步的，所述尾气净化单元包括洗涤塔、水洗循环泵、碱洗循环泵、碱洗冷却器、废碱液储罐；
洗涤塔进气口与再生气空冷器相连，洗涤塔的塔顶与放空管道相连，洗涤塔上部的进料口与水洗循环泵出口管线相连，水洗循环泵的入口管线与洗涤塔塔中洗涤水出口相连，其中补充的新鲜脱盐水管线与水洗循环泵入口管线相连；洗涤塔塔底出口与碱洗循环泵入口相连、补充的新鲜碱液管线也与碱洗循环泵入口相连，碱洗循环泵出口管线与碱洗冷却器相连，碱洗冷却器出口与废碱液储罐相连、同时与洗涤塔塔中碱液入口相连。
一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法，包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元，以及尾气净化单元，具体操作为：
催化脱氢反应单元使原料低碳烷烃充分反应，使得低碳烷烃经催化脱氢制得低碳烯烃；随着反应的进行，催化剂逐渐失活，失活后的催化剂经输送设备送至除尘单元，该单元分离出破碎的催化剂以及催化剂移动过程中摩擦产生的粉尘等；除尘后的催化剂流动至烧炭与氯化单元，催化剂在此得以除去反应时产生的积碳，同时，通过氯化剂将铂等二次分散；烧炭与氯化后的催化剂送至还原单元，使用纯氢将铂等还原，使催化剂恢复催化活性；还原后的催化剂在送至脱氢反应器前，先送至活化单元处理，以便其催化烷烃脱氢时，使其获得更高的目标烯烃的选择性。另外，烧炭与氯化单元产生的尾气，送至尾气净化单元处理后，达标排放。
进一步的，低碳烷烃通常指丙烷、异丁烷。
作为本申请中一种较好的实施方式，活化单元中采用的活化剂指为低碳烷烃脱氢制低碳烯烃净化后的原料丙烷或异丁烷，或丙烷脱氢时的C4及C4+组分、异丁烷脱氢时的C5及C5+组分。
作为本申请中一种较好的实施方式，活化单元中活化反应器内的活化温度控制在500~650℃，压力控制在0.3~0.70MPa(G)，催化剂在活化反应器内的停留时间为0.1~2.0h；活化剂的流量由活化剂控制器和再生催化剂流量控制器控制，活化剂的流量按照其与再生催化剂流量之比的2.0~10.0倍加入，优选3.0~4.0。
以上方法中，催化剂还原反应器还原好的催化剂先送至活化反应器做活化处理，目的是提升后续脱氢反应时，目标烯烃的选择性。相比于传统的再生工艺，该再生方法及系统可以显著提升目标烯烃的选择性，从而提升产品收率，达到增产增收之目的。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
（一）、本申请中经再生、还原后的催化剂，先通过活化单元处理，再送入催化脱氢反应器，可显著提升目标烯烃产品的选择性，从而提升产品收率，达到提升收益的目的。
（二）、本方法特别针对低碳烷烃脱氢催化剂，从对比例数据上分析，经过活化后的催化剂，其目标烯烃产品的初始选择性显著提升。
附图说明
图1为本发明所述一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生系统的结构示意图。
图中，11-原料加热炉；12-脱氢反应器；13-失活催化剂收集罐；14-失活催化剂提升器；15-低碳烷烃流量计；16-氢气流量计；21-分离料斗；22-除尘器；23-除尘风机；24-放空空冷器；31-再生反应器；32-再生气电加热器；33-再生气循环风机；34-氯化剂气化器；35-氯化剂进料泵；36-再生气空冷器；37-再生气混合器；41-再生催化剂缓冲罐；42-再生催化剂提升器；43-再生催化剂流量控制器；44-催化剂还原反应器；45-氢气加热器；51-活化反应器；52-活化剂加热器；53-活化剂流量控制器；61-洗涤塔；62-水洗循环泵；63-碱洗循环泵；64-碱洗冷却器；65-废碱液储罐。
具体实施方式
一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法系统，该系统包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元以及尾气净化单元；活化单元与催化脱氢反应单元连接，烧炭与氯化单元与尾气净化单元连接。
进一步的，所述催化脱氢反应单元包括原料加热炉、脱氢反应器、失活催化剂收集罐、失活催化剂提升器、低碳烷烃流量计、氢气流量计；
氢气流量计与低碳烷烃流量计相连，再与原料加热炉入口相连，原料加热炉出口与脱氢反应器原料入口相连，脱氢反应器的失活催化剂出口与失活催化剂收集罐相连，失活催化剂收集罐与失活催化剂提升器连接；脱氢反应器产物出口与后续换热和产品分离系统相连。
进一步的，所述除尘单元包括分离料斗、除尘器、除尘风机、放空空冷器；
分离料斗的失活催化剂进口端与失活催化剂提升器相连，分离料斗底端气相入口与除尘风机相连，分离料斗顶端气体出口与除尘器入口相连，除尘器气相出口与放空空冷器相连，除尘器底端与废催化剂收集器相连，放空空冷器一部分与放空管线相连，另一部分与新鲜氮气管线相连后，接除尘风机入口。
进一步的，所述烧炭与氯化单元包括再生反应器、再生气电加热器、再生气循环风机、氯化剂气化器、氯化剂进料泵、再生气空冷器、再生气混合器；
再生反应器顶端的再生催化剂入口与分离料斗的催化剂出口相连，再生反应器下端的再生气入口与再生气混合器相连，再生气混合器的另外一端分别与再生气电加热器和氯化剂气化器相连；氯化剂气化器的另一端与氯化剂进料泵的出口相连，氯化剂进料泵的入口连接氯化剂储罐；再生反应器上端的气相出口与再生气空冷器相连；再生气空冷器出口分两路，一路与新鲜氮气、空气混合管线相连后，再与再生气循环风机入口相连，再生气循环风机出口与再生气电加热器相连；再生气空冷器出口的另一路与尾气净化单元相连，再生反应器底端的再生催化剂出口与还原单元连接。
进一步的，所述还原单元包括再生催化剂缓冲罐、再生催化剂提升器、再生催化剂流量控制器、催化剂还原反应器、氢气加热器；
再生催化剂缓冲罐的入口与再生反应器的催化剂出口相连，再生催化剂缓冲罐的出口与再生催化剂提升器相连，再生催化剂提升器的出口与再生催化剂流量控制器相连，再生催化剂流量控制器的另一端与催化剂还原反应器相连，催化剂还原反应器的催化剂出口与活化单元相连；还原氢气与氢气加热器的入口相连，氢气加热器的出口与催化剂还原反应器的气相入口相连，催化剂还原反应器的气相出口与氢气回收系统相连。
进一步的，所述活化单元包括活化反应器、活化剂加热器、活化剂流量控制器；
活化反应器的催化剂入口与催化剂还原反应器的催化剂出口端相连，活化反应器的催化剂出口端与脱氢反应器催化剂入口端相连；活化反应器的气相入口与活化剂加热器出口相连，活化反应器的气相出口与脱氢反应器产物出口管线相连；活化剂加热器入口与活化剂流量控制器相连，活化剂流量控制器另一端接活化剂储存装置。
进一步的，所述尾气净化单元包括洗涤塔、水洗循环泵、碱洗循环泵、碱洗冷却器、废碱液储罐；
洗涤塔进气口与再生气空冷器相连，洗涤塔的塔顶与放空管道相连，洗涤塔上部的进料口与水洗循环泵出口管线相连，水洗循环泵的入口管线与洗涤塔塔中洗涤水出口相连，其中补充的新鲜脱盐水管线与水洗循环泵入口管线相连；洗涤塔塔底出口与碱洗循环泵入口相连、补充的新鲜碱液管线也与碱洗循环泵入口相连，碱洗循环泵出口管线与碱洗冷却器相连，碱洗冷却器出口与废碱液储罐相连、同时与洗涤塔塔中碱液入口相连。
一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法，包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元，以及尾气净化单元，具体操作为：
催化脱氢反应单元使原料低碳烷烃充分反应，使得低碳烷烃经催化脱氢制得低碳烯烃；随着反应的进行，催化剂逐渐失活，失活后的催化剂经输送设备送至除尘单元，该单元分离出破碎的催化剂以及催化剂移动过程中摩擦产生的粉尘等；除尘后的催化剂流动至烧炭与氯化单元，催化剂在此得以除去反应时产生的积碳，同时，通过氯化剂将铂等二次分散；烧炭与氯化后的催化剂送至还原单元，使用纯氢将铂等还原，使催化剂恢复催化活性；还原后的催化剂在送至脱氢反应器前，先送至活化单元处理，以便其催化烷烃脱氢时，使其获得更高的目标烯烃的选择性。另外，烧炭与氯化单元产生的尾气，送至尾气净化单元处理后，达标排放。
进一步的，低碳烷烃通常指丙烷、异丁烷。
活化单元中采用的活化剂指为低碳烷烃脱氢制低碳烯烃净化后的原料丙烷或异丁烷，或丙烷脱氢时的C4及C4+组分、异丁烷脱氢时的C5及C5+组分。
活化单元中活化反应器内的活化温度控制在500~650℃，压力控制在0.3~0.70MPa(G)，催化剂在活化反应器内的停留时间为0.1~2.0h；活化剂的流量按照其与再生催化剂流量之比的2.0~10.0倍加入。
以上方法中，催化剂还原反应器还原好的催化剂先送至活化反应器做活化处理，目的是提升后续脱氢反应时，目标烯烃的选择性。相比于传统的再生工艺，该再生方法及系统可以显著提升目标烯烃的选择性，从而提升产品收率，达到增产增收之目的
下面详细描述本发明的实施例，所述实施例的示例在附图中示出，其中自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。
实施例1：本实施例为异丁烷脱氢制异丁烯。
如图1所示，一种球形氧化铝基负载铂锡的移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生系统，其结构描述见具体实施方式；具体的工艺步骤为：
物料异丁烷在催化脱氢反应单元完成异丁烷脱氢制备异丁烯的反应，异丁烷首先经低碳烷烃流量计-15计量后，与经氢气流量计-16计量的氢气混合后，再送至原料加热炉-11升温至600℃。加热后的物料送至脱氢反应器-12在脱氢催化剂的催化作用下，完成脱氢反应，反应产物经管道送至后续系统进行热量回收、产物分离。脱氢催化剂则依次经过催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元，最后再回到催化脱氢反应单元，烧炭与氯化单元产生的废气，经尾气净化单元处理后放空。
其中，催化剂再生具体操作如下：
随着脱氢反应的进行，脱氢反应器-12内的脱氢催化剂会因为深度积炭、活性组分团聚等原因逐渐失活，失活后的催化剂经管道移至失活催化剂收集罐-13，再由失活催化剂提升器-14送至分离料斗-21。失活后的催化剂在分离料斗处，使用新鲜氮气与部分来自放空空冷器-24的吹扫循环气吹扫混合后，由除尘风机-23送至分离料斗-21。脱出失活催化剂中的粉尘和破碎的催化剂，经除尘器-22分离后，粉尘和破损的催化剂被分离、收集，而过滤后的气体经放空空冷器-24冷却后，一部分放空，余下循环回除尘风机-23。
除尘后的失活催化剂由分离料斗-21流向烧炭与氯化单元，失活催化剂在再生反应器-31内完成烧炭、氯化。新鲜的氮气、空气与来自再生气空冷器-36的循环气混合后，由再生气循环风机-33送至再生气电加热器-32加热至480℃。而氯化所用的氯化剂（氯气）则由氯化剂进料泵-35先送至氯化剂气化器-34气化，气化后与再生气电加热器-32加热的混合气体经再生气混合器-37混合后，流入催化剂再生反应器-31。该气流因含氧气和氯化剂，高温氧气除去失活催化剂上的积炭，氯化剂使脱氢催化剂上团聚的活性金属元素得以重新分布，实现催化剂的烧炭与氯化。氯化时，氯化剂会反应成氯化氢等物质。
参与烧炭和氯化后的再生气尾气，由再生反应器-31上端气相出口流出，经再生气空冷器-36冷却后，一部分循环利用，流向再生气循环风机-33入口；另一部分则流向洗涤塔-61，经碱洗、水洗处理后放空。再生气尾气先流经洗涤塔-61下部的碱洗段，使用碱液除去再生气中的氯化氢等气体。在用脱盐水洗去再生气尾气中夹带的碱液，之后放空。
经催化剂再生反应器-31完成烧炭与氯化后的催化剂流向再生催化剂缓冲罐-41，由再生催化剂提升器-42送至再生催化剂流量控制器-43计量后送至催化剂还原反应器-44，还原氢气经氢气加热器-45加热至520℃后，流向催化剂还原反应器-44的氢气进料口。未反应的氢气和还原产生的水汽等，流向氢气回收系统。
还原后的催化剂，已经再次具备较好的催化脱氢活性，但此时的催化剂比较活跃，会引起部分异丁烷C-C键的断裂，导致产物中甲烷、乙烷、丙烷等增加，降低了异丁烯的选择性，从而导致异丁烯收率的降低，为此，需要对还原后的催化剂进行活化处理。
还原后的催化剂流入活化反应器-51，活化剂的加入量由活化剂流量控制器-53与再生催化剂流量控制器-43按3.0的比例。活化剂需先由活化剂加热器-52加热至580℃，活化反应器-51的压力控制在在0.40MPa(G)，使用后的活化剂，汇入脱氢反应器-12的产物管线。活化后的催化剂送至脱氢反应器-12的催化剂入口，催化异丁烷脱氢制取异丁烯。
异丁烷催化脱氢制备异丁烯的反应，反应压力为125kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在554~555℃，反应72小时，异丁烷进料质量空速为3.0，进料氢气与异丁烷的体积比为0.4。
实施例2：本实施例为丙烷脱氢制丙烯。
如图1所示，一种球形氧化铝基负载铂锡的移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生系统，其结构描述见具体实施方式；具体的工艺步骤为：
物料丙烷在催化脱氢反应单元完成丙烷脱氢制备丙烯的反应，丙烷首先经低碳烷烃流量计-15计量后，与氢气混合后，再送至原料加热炉-11升温至630℃。加热后的物料送至脱氢反应器-12完成脱氢反应，反应产物经管道送至后续系统进行热量回收、产物分离。
而脱氢催化剂则依次经过催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元，最后再回到催化脱氢反应单元，烧炭与氯化单元产生的废气，经尾气净化单元处理后放空。
催化剂再生具体操作如下：
随着脱氢反应的进行，脱氢反应器-12内的脱氢催化剂会因为深度积炭、活性组分团聚等原因逐渐失活，失活后的催化剂经管道移至失活催化剂收集罐-13，再由失活催化剂提升器-14送至分离料斗-21。吹扫使用的新鲜氮气与部分来自放空空冷器-24的吹扫循环气混合后，由除尘风机-23送至分离料斗-21。脱出失活催化剂中的粉尘和破碎的催化剂，经除尘器-22分离后，粉尘和破损的催化剂被分离、收集，而过滤后的气体经放空空冷器-24冷却后，一部分放空，余下循环回除尘风机-23。
除尘后的失活催化剂由分离料斗-21流向烧炭与氯化单元，失活催化剂在再生反应器-31内完成烧炭、氯化。新鲜的氮气、空气与来自再生气空冷器-36的循环气混合后，由再生气循环风机-33送至再生气电加热器-32加热至510℃。而氯化所用的氯化剂则由氯化剂进料泵-35先送至氯化剂气化器-34气化，气化后与再生气电加热器-32加热的混合气体经再生气混合器-37混合后，流入催化剂再生反应器-31。该气流因含氧气和氯化剂，高温氧气除去失活催化剂上的积炭，氯化剂使脱氢催化剂上团聚的活性金属元素得以重新分布，实现催化剂的烧炭与氯化。氯化时，氯化剂会反应成氯化氢等物质。
参与烧炭和氯化后的再生气尾气，由再生反应器-31上端气相出口流出，经再生气空冷器-36冷却后，一部分循环利用，流向再生气循环风机-33入口；另一部分则流向洗涤塔-61，经碱洗、水洗处理后放空。再生气尾气先流经洗涤塔-61下部的碱洗段，使用碱液除去再生气中的氯化氢等气体。在用脱盐水洗去再生气尾气中夹带的碱液，之后放空。
经催化剂再生反应器-31完成烧炭与氯化后的催化剂流向再生催化剂缓冲罐-41，由再生催化剂提升器-42送至再生催化剂流量控制器-43计量后送至催化剂还原反应器-44，还原氢气经氢气加热器-45加热至520℃后，流向催化剂还原反应器-44的氢气进料口。未反应的氢气和还原产生的水汽等，流向氢气回收系统。
还原后的催化剂，已经再次具备较好的催化脱氢活性，但此时的催化剂比较活跃，会引起部分丙烷C-C键的断裂，导致产物中甲烷、乙烷、乙烯等增加，降低了丙烯的选择性，从而导致丙烯收率的降低，为此，需要对还原后的催化剂进行活化处理。
还原后的催化剂流入活化反应器-51，活化剂的加入量由活化剂流量控制器-53与再生催化剂流量控制器-43按3.0的比例。活化剂需先由活化剂加热器-52加热至610℃，活化反应器-51的压力控制在在0.55MPa(G)，使用后的活化剂，汇入脱氢反应器-12的产物管线。活化后的催化剂送至脱氢反应器-12的催化剂入口，催化丙烷脱氢制取丙烯。
丙烷催化脱氢制备丙烯的反应，反应压力为198kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在604~605℃，反应72小时，丙烷进料质量空速为3.0，进料氢气与丙烷的体积比为0.5。
对比例1：本对比例为异丁烷脱氢制异丁烯。
催化剂活性测评采用固定床评价装置，完成异丁烷催化脱氢制备异丁烯的反应，反应压力为125kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在554~555℃，反应72小时，异丁烷进料质量空速为3.0，进料氢气与异丁烷的体积比为0.4。反应结束后，使用加热至480℃的氮气和空气的混合气首先对失活催化剂进行烧炭处理。烧炭结束后，氮气吹扫系统，后加入加热至520℃的氢气还原催化剂。还原结束后，再将反应温度、压力、进料量等恢复至反应条件。测评再生后的催化剂活性。
对比例2：本对比例为异丁烷脱氢制异丁烯。
催化剂活性测评采用固定床评价装置，完成异丁烷催化脱氢制备异丁烯的反应，反应压力为125kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在554~555℃，反应72小时，异丁烷进料质量空速为3.0，进料氢气与异丁烷的体积比为0.4。反应结束后，使用加热至480℃的氮气和空气的混合气首先对失活催化剂进行烧炭处理，同时加入氯化剂。烧炭与氯化结束后，氮气吹扫系统，后加入加热至520℃的氢气还原催化剂。还原结束后，再将反应温度、压力、进料量等恢复至反应条件。测评再生后的催化剂活性。
对比例3：本对比例为丙烷脱氢制丙烯。
催化剂活性测评采用固定床评价装置，完成丙烷催化脱氢制备丙烯的反应，反应压力为198kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在604~605℃，反应72小时，丙烷进料质量空速为3.0，进料氢气与丙烷的体积比为0.5。反应结束后，使用加热至510℃的氮气和空气的混合气首先对失活催化剂进行烧炭处理。烧炭结束后，氮气吹扫系统，后加入加热至520℃的氢气还原催化剂。还原结束后，再将反应温度、压力、进料量等恢复至反应条件。测评再生后的催化剂活性。
对比例4：本对比例为丙烷脱氢制丙烯。
催化剂活性测评采用固定床评价装置，完成丙烷催化脱氢制备丙烯的反应，反应压力为198kPa(A)，通过控制原料的温度，反应温度维持在604~605℃，反应72小时，丙烷进料质量空速为3.0，进料氢气与丙烷的体积比为0.5。反应结束后，使用加热至510℃的氮气和空气的混合气首先对失活催化剂进行烧炭处理，同时加入氯化剂。烧炭与氯化结束后，氮气吹扫系统，后加入加热至520℃的氢气还原催化剂。还原结束后，再将反应温度、压力、进料量等恢复至反应条件。测评再生后的催化剂活性。
催化剂再生性能评价
本发明中催化剂的活性评价采用固定床反应装置，催化剂的装填量为2g，以异丁烷为原料，氢气为稀释气，压力控制在125kPa(A)，质量空速3.0h-1，催化剂床层温度控制在554~555℃。表1列出了上述实施例1、对比例1、对比例2的催化剂再生活性评价。
以丙烷为原料，氢气为稀释气，压力控制在198kPa(A)，质量空速3.0h-1，催化剂床层温度控制在604~605℃。表2列出了上述实施例2、对比例3、对比例4的催化剂再生活性评价。
表1 异丁烷脱氢制异丁烯催化剂再生活性评价表
表2 丙烷脱氢制丙烯催化剂再生活性评价表
表1、2表明，实施例1、2采用本发明的再生方法，对球形氧化铝基负载铂锡的移动床低碳烷烃脱氢催化剂进行再生，再生后的催化剂在目标烯烃的转化率、选择性等性能参数上均较优，保持了较好的催化活性。但若按照对比例1~4对催化剂进行再生处理，则再生后的催化剂活性没有本发明的好。
本发明不局限于上述可选实施方式，任何人在本发明的启示下都可得出其他各种形式的产品，但不论在其形状或结构上作任何变化，凡是落入本发明权利要求界定范围内的技术方案，均落在本发明的保护范围之内。

Claims (2)

1.一种移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生系统，其特征在于，该系统包括依次通过管道连接的催化脱氢反应单元、除尘单元、烧炭与氯化单元、还原单元、活化单元以及尾气净化单元；活化单元与催化脱氢反应单元连接，烧炭与氯化单元与尾气净化单元连接；
所述催化脱氢反应单元包括原料加热炉（11）、脱氢反应器（12）、失活催化剂收集罐（13）、失活催化剂提升器（14）、低碳烷烃流量计（15）、氢气流量计（16）；氢气流量计（16）与低碳烷烃流量计（15）相连，再与原料加热炉（11）入口相连，原料加热炉（11）出口与脱氢反应器（12）原料入口相连，脱氢反应器（12）的失活催化剂出口与失活催化剂收集罐（13）相连，失活催化剂收集罐（13）与失活催化剂提升器（14）连接；脱氢反应器（12）产物出口与后续换热和产品分离系统相连；
所述除尘单元包括分离料斗（21）、除尘器（22）、除尘风机（23）、放空空冷器（24）；分离料斗（21）的失活催化剂进口端与失活催化剂提升器（14）相连，分离料斗（21）底端气相入口与除尘风机（23）相连，分离料斗（21）顶端气体出口与除尘器（22）入口相连，除尘器（22）气相出口与放空空冷器（24）相连，除尘器（22）底端与废催化剂收集器相连，放空空冷器（24）一部分与放空管线相连，另一部分与新鲜氮气管线相连后，接除尘风机（23）入口；
所述烧炭与氯化单元包括再生反应器（31）、再生气电加热器（32）、再生气循环风机（33）、氯化剂气化器（34）、氯化剂进料泵（35）、再生气空冷器（36）、再生气混合器（37）；再生反应器（31）顶端的再生催化剂入口与分离料斗（21）的催化剂出口相连，再生反应器（31）下端的再生气入口与再生气混合器（37）相连，再生气混合器（37）的另外一端分别与再生气电加热器（32）和氯化剂气化器（34）相连；氯化剂气化器（34）的另一端与氯化剂进料泵（35）的出口相连，氯化剂进料泵（35）的入口连接氯化剂储罐；再生反应器（31）上端的气相出口与再生气空冷器（36）相连；再生气空冷器（36）出口分两路，一路与新鲜氮气、空气混合管线相连后，再与再生气循环风机（33）入口相连，再生气循环风机（33）出口与再生气电加热器（32）相连；再生气空冷器（36）出口的另一路与尾气净化单元相连，再生反应器（31）底端的再生催化剂出口与还原单元连接；
所述还原单元包括再生催化剂缓冲罐（41）、再生催化剂提升器（42）、再生催化剂流量控制器（43）、催化剂还原反应器（44）、氢气加热器（45）；再生催化剂缓冲罐（41）的入口与再生反应器（31）的催化剂出口相连，再生催化剂缓冲罐（41）的出口与再生催化剂提升器（42）相连，再生催化剂提升器（42）的出口与再生催化剂流量控制器（43）相连，再生催化剂流量控制器（43）的另一端与催化剂还原反应器（44）相连，催化剂还原反应器（44）的催化剂出口与活化单元相连；还原氢气与氢气加热器（45）的入口相连，氢气加热器（45）的出口与催化剂还原反应器（44）的气相入口相连，催化剂还原反应器（44）的气相出口与氢气回收系统相连；
所述活化单元包括活化反应器（51）、活化剂加热器（52）、活化剂流量控制器（53）；活化反应器（51）的催化剂入口与催化剂还原反应器（44）的催化剂出口端相连，活化反应器（51）的催化剂出口端与脱氢反应器（12）催化剂入口端相连；活化反应器（51）的气相入口与活化剂加热器（52）出口相连，活化反应器（51）的气相出口与脱氢反应器（12）产物出口管线相连；活化剂加热器（52）入口与活化剂流量控制器（53）相连，活化剂流量控制器（53）另一端接活化剂储存装置；
所述尾气净化单元包括洗涤塔（61）、水洗循环泵（62）、碱洗循环泵（63）、碱洗冷却器（64）、废碱液储罐（65）；洗涤塔（61）进气口与再生气空冷器（36）相连，洗涤塔（61）的塔顶与放空管道相连，洗涤塔（61）上部的进料口与水洗循环泵（62）出口管线相连，水洗循环泵（62）的入口管线与洗涤塔（61）塔中洗涤水出口相连，其中补充的新鲜脱盐水管线与水洗循环泵（62）入口管线相连；洗涤塔（61）塔底出口与碱洗循环泵（63）入口相连、补充的新鲜碱液管线也与碱洗循环泵（63）入口相连，碱洗循环泵（63）出口管线与碱洗冷却器（64）相连，碱洗冷却器（64）出口与废碱液储罐（65）相连、同时与洗涤塔（61）塔中碱液入口相连；
活化单元中采用的活化剂为低碳烷烃脱氢制低碳烯烃净化后的原料丙烷或异丁烷，或丙烷脱氢时的C4及C4+组分，或异丁烷脱氢时的C5及C5+组分。
2.一种采用权利要求1所述的移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生系统的移动床低碳烷烃脱氢催化剂的再生方法，其特征在于包括以下步骤：
物料低碳烷烃在催化脱氢反应单元充分反应，使得低碳烷烃经催化脱氢制得低碳烯烃；随着反应的进行，催化剂逐渐失活，失活后的催化剂经输送设备送至除尘单元，该单元分离出破碎的催化剂以及催化剂移动过程中摩擦产生的粉尘；除尘后的催化剂流动至烧炭与氯化单元，催化剂在此得以除去反应时产生的积碳，同时，通过氯化剂将铂二次分散；烧炭与氯化后的催化剂送至还原单元，使用纯氢将铂还原，使催化剂恢复催化活性；还原后的催化剂在送至脱氢反应器前，先送至活化单元处理，以便其催化烷烃脱氢时，使其获得更高的目标烯烃的选择性；另外，烧炭与氯化单元产生的尾气，送至尾气净化单元处理后，达标排放；活化单元中采用的活化剂为低碳烷烃脱氢制低碳烯烃净化后的原料丙烷或异丁烷，或丙烷脱氢时的C4及C4+组分，或异丁烷脱氢时的C5及C5+组分；活化单元中活化反应器内的活化温度控制在500~650℃，压力控制在0.3~0.70MPaG，催化剂在活化反应器内的停留时间为0.1~2.0h；活化剂的流量与再生催化剂流量比为2.0~10.0。
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