CN101333141B

CN101333141B - 甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置

Info

Publication number: CN101333141B
Application number: CN2008100436138A
Authority: CN
Inventors: 齐国祯; 钟思青; 张惠明; 杨远飞
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2008-07-08
Filing date: 2008-07-08
Publication date: 2012-05-30
Anticipated expiration: 2028-07-08
Also published as: CN101333141A

Abstract

本发明涉及一种甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，主要解决现有技术中低碳烯烃收率低的问题。本发明通过采用一种甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，主要包括反应器反应区2、催化剂循环区、汽提区4、反应器分离区9、再生器再生区14、再生器分离区12；反应器反应区2下部开有进料口1，上部与气固快速分离设备3相连，反应器分离区9内部设有气固旋风分离器8，上部开有产品出口11；汽提区4位于反应器反应区2上部，下部开有两个催化剂出口，一个与反应器反应区2相连，另一个与再生器再生区14相连；再生器分离区12内部设有气固旋风分离器16，上部开有烟气出口17；再生器再生区14上部开有催化剂出口，与再生催化剂立管21相连，再生催化剂立管21出口与汽提区4相连的技术方案较好地解决了上述问题，可用于低碳烯烃的工业生产中。

Description

甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置

技术领域

本发明涉及一种甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置。

技术背景

低碳烯烃，即乙烯和丙烯，是两种重要的基础化工原料，其需求量在不断增加。一般地，乙烯、丙烯是通过石油路线来生产，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。近年来，人们开始大力发展替代原料转化制乙烯、丙烯的技术。其中，一类重要的用于轻质烯烃生产的替代原料是含氧化合物，例如醇类(甲醇、乙醇)、醚类(二甲醚、甲乙醚)、酯类(碳酸二甲酯、甲酸甲酯)等，这些含氧化合物可以通过煤、天然气、生物质等能源转化而来。某些含氧化合物已经可以达到较大规模的生产，如甲醇，可以由煤或天然气制得，工艺十分成熟，可以实现上百万吨级的生产规模。由于含氧化合物来源的广泛性，再加上转化生成轻质烯烃工艺的经济性，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。

US4499327专利中对磷酸硅铝分子筛催化剂应用于甲醇转化制烯烃工艺进行了详细研究，认为SAPO-34是MTO工艺的首选催化剂。SAPO-34催化剂具有很高的轻质烯烃选择性，而且活性也较高，可使甲醇转化为轻质烯烃的反应时间达到小于10秒的程度，更甚至达到提升管的反应时间范围内。

US6166282中公布了一种氧化物转化为低碳烯烃的技术和反应器，采用快速流化床反应器，气相在气速较低的密相反应区反应完成后，上升到内径急速变小的快分区后，采用特殊的气固分离设备初步分离出大部分的夹带催化剂。由于反应后产物气与催化剂快速分离，有效的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。

CN1723262中公布了带有中央催化剂回路的多级提升管反应装置用于氧化物转化为低碳烯烃工艺，该套装置包括多个提升管反应器、气固分离区、多个偏移元件等，每个提升管反应器各自具有注入催化剂的端口，汇集到设置的分离区，将催化剂与产品气分开。

本领域所公知的，要保证高的低碳烯烃选择性，催化剂上需要一定数量的积碳，而且甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的过程中对反应温度等工艺参数十分敏感。现有技术均存在反应区内催化剂积炭分布不均、反应温度波动大等问题。本发明有针对性的解决了该问题。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的低碳烯烃收率不高的问题，提供一种新的甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置。该方法用于低碳烯烃的生产中，具有低碳烯烃收率较高、低碳烯烃生产工艺经济性较好的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，主要包括反应器反应区2、催化剂循环区、汽提区4、反应器分离区9、再生器再生区14、再生器分离区12；反应器反应区2下部开有进料口1，上部与气固快速分离设备3相连，反应器分离区9内部设有气固旋风分离器8，上部开有产品出口11；汽提区4位于反应器反应区2上部，下部开有两个催化剂出口，一个与反应器反应区2相连，另一个与再生器再生区14相连；再生器分离区12内部设有气固旋风分离器16，上部开有烟气出口17；再生器再生区14上部开有催化剂出口，与再生催化剂立管21相连，再生催化剂立管21出口与汽提区4相连。

上述技术方案中，所述反应器为快速流化床；气固快速分离设备3的直径与反应器反应区2的直径之比为0.1～0.5∶1；反应器分离区9内的气固旋风分离器8为1～3级；再生器分离区12内的气固旋风分离器16为1～3级；再生立管21内的提升介质为水蒸气、未反应的甲醇或二甲醚、碳四以上烃；催化剂包括SAPO-34分子筛；再生器外取热器15为返混式。

由于含氧化合物转化为低碳烯烃的反应过程中，需要催化剂上带上一定量的碳，以提高低碳烯烃的选择性。一般的，采用将待生催化剂和再生催化剂混合的方法，以达到所需的积炭量要求。而更加重要的是，在混合催化剂接触原料前，催化剂要求混合均匀，才能实现最大化的选择性要求。本领域所公知的，现有循环流化床技术中，如流化催化裂化(FCC)，是将再生催化剂直接返回到提升管反应区与原料接触，但由于现有技术一般都要求反应区催化剂的平均含碳量越低越好，并不涉及不同带碳量催化剂的混合问题。另外，由于含氧化合物转化为低碳烯烃的反应对于反应温度十分敏感，反应区反应温度的波动将直接影响反应效果，若温度较高的再生催化剂直接返回到反应区，势必会影响反应区的反应温度。因此，总的来说，在含氧化合物转化为低碳烯烃的过程中，再生催化剂输送管线的固体流量主要起到两个作用：一是控制合适的流量与待生催化剂混合，达到所需的催化剂平均积炭量；二是控制合适的流量进入反应区，保证反应区所需的热量及反应温度的稳定。而在现有技术中，上述两个作用往往会产生矛盾，如：再生催化剂流量大，则反应区获得的热量高，反应温度升高，但由于混合催化剂中再生催化剂的比例增大，则降低了混合催化剂的平均积炭量。采用本发明所述的方法，将再生催化剂通过催化剂立管返回到汽提区，而将汽提区作为催化剂的混合区域，同时降低了再生催化剂的温度，有效的解决了上述问题。

因此，采用本发明所述的方法，通过提升介质将再生催化剂提升到反应器的分离区，以便于和待生催化剂混合均匀，还能够达到最小化影响反应区操作参数的作用。另外，由于甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应过程中，会存在未反应的甲醇或二甲醚，且会产生一定量的附加值较低的C4以上烃，如果将未反应的甲醇或二甲醚或产品中的C4以上烃作为提升介质与再生催化剂接触，不但可以生成低碳烯烃，提高了甲醇或二甲醚或C4以上烃的利用效率，而且还对再生催化剂进行了预结焦，从而缩小待生催化剂与再生催化剂的碳差。当反应区混合催化剂的平均积炭量一定时，由于待生催化剂与再生催化剂的碳差较小，则催化剂积炭分布较窄，从而大大提高了低碳烯烃的选择性。另外，由于待生催化剂与再生催化剂碳差的缩小，反应和再生系统间可以采用较大的催化剂循环量操作，更加易于控制。

采用本发明的技术方案：所述反应器为快速流化床；气固快速分离设备3的直径与反应器反应区2的直径之比为0.1～0.5∶1；反应器分离区9内的气固旋风分离器8为1～3级；再生器分离区12内的气固旋风分离器16为1～3级；再生立管21内的提升介质为水蒸气、未反应的甲醇或二甲醚、碳四以上烃；催化剂包括SAPO-34分子筛；再生器外取热器15为返混式，低碳烯烃选择性最高可达到83.67％重量，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图1中，1为反应器原料进料；2为反应器反应区；3为气固快速分离设备；4为汽提区；5为待生催化剂循环斜管；6为待生催化剂去再生器输送管线；7为反应器外取热器；8为反应器气固旋风分离器；9为反应器分离区；10为产品集气室；11为产品气出口管线；12为再生器分离区；13为再生介质入口管线；14为再生器再生区；15为再生器外取热器；16为再生器气固旋风分离器；17为再生烟气出口管线；18为再生催化剂循环斜管；19为再生催化剂立管提升介质入口管线；20为再生催化剂立管下部的混合段；21为再生催化剂立管；22为再生催化剂立管出口的气固旋风分离器。

含氧化合物原料经进料管线1进入反应器反应区2中，与分子筛催化剂接触，反应生成含有低碳烯烃的产品，携带待生催化剂经过气固快速分离设备3进入反应器分离区，其中，气固快速分离设备3分离出来的大部分催化剂进入汽提区4，而气相产品以及部分未被气固快速分离设备分离的催化剂经入旋风分离器8分离进行再次分离，催化剂经过旋风分离器8的料腿返回到汽提区4，气相产品进入集气室10后经出口管线11进入后续的分离工段。被气固快速分离设备3和旋风分离器8分离出的待生催化剂经过汽提后分为两部分，一部分经过换热器7换热后通过催化剂循环斜管5返回到反应器反应区2的底部，另外一部分经过催化剂输送管线6进入再生器再生区14中烧炭再生，焦炭燃烧生成的烟气经过旋风分离器16后通过烟气出口管线17进入后续的能量回收系统，再生完成的催化剂通过再生催化剂循环斜管18进入催化剂立管21下部的混合段20中，与提升介质19混合，再生催化剂立管出口设有气固旋风分离器22，分离出的再生催化剂进入汽提区4中与待生催化剂混合，部分经循环斜管5返回到反应区2中继续参与反应。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

【实施例1】

在快速流化床反应装置中，反应装置型式同图1。反应器反应区2的平均温度为470℃，再生器再生区14的平均温度为650℃，反应器分离区9顶部压力以表压计为0.14MPa，纯甲醇进料，进料为2千克/小时，催化剂为改性SAPO-34，汽提区4汽提介质为水蒸气，再生催化剂立管21的提升介质为未反应的甲醇和二甲醚，反应器外取热器7中与待生催化剂的换热介质为水蒸气。气固快速分离设备3的直径与反应器反应区2的直径之比为0.2∶1；反应器分离区9内的气固旋风分离器8为2级；再生器分离区12内的气固旋风分离器16为2级；再生器外取热器15为返混式。将反应器反应区2中的平均催化剂积炭量控制在3％重量左右，保持催化剂流动控制的稳定性，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃收率达到81.04％重量。

【实施例2】

按照实施例1所述的条件，再生催化剂立管提升介质为产品分离工段分离出的C4以上烃，改变反应器反应区2的平均温度为500℃，气固快速分离设备3的直径与反应器反应区2的直径之比为0.5∶1；反应器分离区9内的气固旋风分离器8为3级；再生器分离区12内的气固旋风分离器16为1级，低碳烯烃收率达到83.67％重量。

【实施例3】

按照实施例1所述的条件，再生催化剂立管提升介质为水蒸气，改变反应器反应区2的平均温度为450℃，气固快速分离设备3的直径与反应器反应区2的直径之比为0.1∶1；反应器分离区9内的气固旋风分离器8为1级；再生器分离区12内的气固旋风分离器16为3级，低碳烯烃收率达到80.01％重量。

【比较例1】

按照实施例1所述的条件，将再生催化剂通过再生催化剂循环斜管18直接返回到反应器反应区2的下部，低碳烯烃收率为78.28％重量。

显然，采用本发明的方法，可以达到提高低碳烯烃收率的目的，具有较大的技术优势，可用于低碳烯烃的工业生产中。

Claims

1.一种甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，主要包括反应器反应区(2)、催化剂循环区、汽提区(4)、反应器分离区(9)、再生器再生区(14)、再生器分离区(12)；反应器反应区(2)下部开有进料口(1)，上部与气固快速分离设备(3)相连，反应器分离区(9)内部设有气固旋风分离器(8)，上部开有产品出口(11)；汽提区(4)位于反应器反应区(2)上部，下部开有两个催化剂出口，一个与反应器反应区(2)相连，另一个与再生器再生区(14)相连；再生器分离区(12)内部设有气固旋风分离器(16)，上部开有烟气出口(17)；再生器再生区(14)上部开有催化剂出口，与再生催化剂立管(21)相连，再生催化剂立管(21)出口与汽提区(4)相连；所述低碳烯烃为乙烯和丙烯。

2.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，其特征在于所述反应器为快速流化床；气固快速分离设备(3)的直径与反应器反应区(2)的直径之比为0.1～0.5∶1。

3.根据权利要求2所述甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，其特征在于所述反应器分离区(9)内的气固旋风分离器(8)为1～3级；再生器分离区(12)内的气固旋风分离器(16)为1～3级。

4.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，其特征在于所述再生催化剂立管(21)内的提升介质为水蒸气、未反应的甲醇或二甲醚、碳四以上烃。

5.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应装置，其特征在于所述催化剂为SAPO-34分子筛。