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CN101357874B - 甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法 - Google Patents

甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法 Download PDF

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CN101357874B CN2008102102108A CN200810210210A CN101357874B CN 101357874 B CN101357874 B CN 101357874B CN 2008102102108 A CN2008102102108 A CN 2008102102108A CN 200810210210 A CN200810210210 A CN 200810210210A CN 101357874 B CN101357874 B CN 101357874B
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Abstract

本发明涉及一种甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法，主要解决现有技术中低碳烯烃收率较低、反应器温度不易控制、反应区催化剂混合不均匀的问题。本发明通过采用包括以下步骤：a.提供一种快速流化床反应器；b.包括甲醇或二甲醚的原料进入反应器的快速床反应区与催化剂接触，在有效条件下将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流；c.所述产品物流经分离后，大部分催化剂进入第二密相汽提区；d.进入第二密相汽提区的催化剂通过与汽提介质接触，脱除夹带的产品物流；e.经过汽提、取热的催化剂分为至少两部分，至少的第一部分返回到快速床反应区的底部，至少的第二部分进入再生器的技术方案，较好地解决了该问题，可用于低碳烯烃的工业生产中。

Description

甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法
技术领域
本发明涉及一种甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法。
背景技术
低碳烯烃，主要是乙烯和丙烯，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，一类重要的用于低碳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。
US 4499327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催化剂具有很高的低碳烯烃选择性，而且活性也较高，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，更甚至达到提升管的反应时间范围内。
US 6166282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。
本领域所公知的，甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的反应属于强放热反应，如何取走反应的热量成为一个问题。另外，要达到较高的低碳烯烃选择性，催化剂上需要积累一定量的积炭，而且积炭在反应区内部的混合均匀是十分重要的。
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低、反应器温度不好控制等问题，提供一种新的甲醇或二甲醚转化为低碳烯烃的方法。该方法用于低碳烯烃的生产中，具有产品中低碳烯烃收率较高、反应器温度易控的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法，包括以下步骤：
a.提供一种快速流化床反应器，包括快速床反应区、第二密相汽提区、气固分离区、循环区，其中所述循环区包括催化剂待生斜管、再生斜管和外循环管；
b.包括甲醇或二甲醚的原料进入快速流化床反应器的快速床反应区，与包括硅铝磷酸盐分子筛的催化剂接触，在有效条件下，将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流和在所述催化剂上形成积炭；
c.所述产品物流携带所述带有积炭的催化剂经过气固快速分离后，大部分催化剂从产品物流中分离出来进入第二密相汽提区，而产品物流携带剩余的小部分催化剂进入气固分离区中的旋风分离器，分离出的催化剂通过旋风分离器的料腿进入第二密相汽提区，气相产品物流进入后续的分离工段；
d.进入第二密相汽提区的催化剂通过与汽提介质接触，脱除夹带的产品物流，同时第二密相汽提区中的催化剂，或者通过外取热器取走催化剂携带的热量，通过调整所述外取热器内的流化介质流量调整取热负荷，或者在第二密相汽提区中内置取热盘管，通过取热盘管内的换热介质取走第二密相汽提区内催化剂携带的热量；
e.经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为至少两部分，至少的第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，至少的第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。
上述技术方案中，所述硅铝磷酸盐分子筛选自SAPO-18、SAPO-34中的至少一种，优选方案选自SAPO-34。所述快速流化床反应器的快速床反应区内的气相线速为0.8～2.0米/秒；所述汽提介质为水蒸气；所述外取热器为外挂式的全返混式外取热器，其内置换热盘管，流化介质为水蒸气，换热介质为水；所述内置取热盘管内的换热介质为水，所述内置取热盘管浸没于第二密相汽提区内的催化剂床层内。所述有效条件为：反应压力以表压计为0～0.3MPa、反应区平均温度为400～550℃、所述反应区的平均密度为50～120千克/立方米、所述反应区内的催化剂平均积炭量为1.5～3.5％重量。所述经过汽提、取热后的催化剂的温度不大于500℃，优选方案不大于400℃，更优选方案不大于350℃。所述至少的第一部分催化剂流量与至少的第二部分催化剂流量的重量比为0.5～15∶1，优选范围为0.8～5∶1。e步骤中经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂优选方案为分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。其中所述两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1；第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为0.5～15∶1，优选范围为0.8～5∶1。
本发明所述积炭量的计算方法为一定质量的催化剂上的积炭质量除以所述的催化剂质量。催化剂上的积炭质量测定方法如下：将混合较为均匀的带有积炭的催化剂混合，然后精确称量一定质量的带碳催化剂，放到高温碳分析仪中燃烧，通过红外测定燃烧生成的二氧化碳质量，从而得到催化剂上的碳质量。
本发明所述反应区平均密度的计算方法为反应区内催化剂的总重量除以反应区体积。
本发明方法中，采用快速流化床反应器，且高线速操作，单位床层体积的原料处理能力大，对于分子量较小的甲醇或二甲醚原料，所需的反应器体积较小，工业放大的难度低。采用外挂式全返混式外取热器，可以灵活控制取热负荷，灵活调整反应区温度；相对一次通过式外取热器，减少了催化剂的循环和与催化剂流量限制设备之间的摩擦，从而减轻了催化剂的磨损。从快速床反应区出来的催化剂和气相物流温度基本稳定，使得进入第二密相汽提区的催化剂温度也较稳定，这样采用内置式取热器可在较为稳定的环境下操作；此外，第二密相汽提区内床层高度高、床层密度大，采用内置式取热方式，取热效率高，占地空间小，并且减少了催化剂的循环，从而减轻了催化剂的磨损。本发明方法优选采用两根外循环管将催化剂返回反应区，且呈现对称进入的方式，有利于反应区内不同活性催化剂的混合均匀，提高产品收率。采用本发明的技术方案，低碳烯烃碳基收率最高达到82.51％重量，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明设置外取热器时的流程示意图。
图2为本发明设置外取热器，并且经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分时的流程示意图。
图3为本发明设置内取热器时的流程示意图。
图1～图3中，1为原料进料管线；2为快速床反应区；3为气固快速分离区；4为气固旋风分离器；5为气固分离区；6为产品物流出口管线；7为全返混式外取热器流化介质入口管线；8为循环区的催化剂外循环管；9为循环区催化剂待生斜管；10为全返混式外取热器；11为循环区催化剂再生斜管；12为全返混式外取热器内置取热盘管；13为第二密相汽提区；14为第二密相汽提区汽提介质入口管线，15为内置式取热盘管。
图1中，包括甲醇或二甲醚的原料从管线1进入快速流化床反应器的快速床反应区2，与包括硅铝磷酸盐分子筛的催化剂接触，在有效条件下，将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流和在所述催化剂上形成积炭，所述产品物流携带所述带有积炭的催化剂经过气固快速分离3后，大部分催化剂从产品物流中分离出来进入第二密相汽提区13，而产品物流携带剩余的小部分催化剂进入气固分离区5中的旋风分离器4，分离出的催化剂通过旋风分离器4的料腿进入第二密相汽提区13，气相产品物流通过管线6进入后续的分离工段；进入第二密相汽提区13的催化剂与从管线14来的汽提介质接触。第二密相汽提区中的热量通过全返混式外取热器10中内置的取热盘管12内的换热介质取走，其中，全返混式外取热器10中的催化剂的流化介质通过管线7进入。经过汽提、取热的第二密相汽提区13内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管8返回到快速床反应区2的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管9进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管11返回到快速床反应区2。
图2中，包括甲醇或二甲醚的原料从管线1进入快速流化床反应器的快速床反应区2，与包括硅铝磷酸盐分子筛的催化剂接触，在有效条件下，将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流和在所述催化剂上形成积炭，所述产品物流携带所述带有积炭的催化剂经过气固快速分离3后，大部分催化剂从产品物流中分离出来进入第二密相汽提区13，而产品物流携带剩余的小部分催化剂进入气固分离区5中的旋风分离器4，分离出的催化剂通过旋风分离器4的料腿进入第二密相汽提区13，气相产品物流通过管线6进入后续的分离工段；进入第二密相汽提区13的催化剂与从管线14来的汽提介质接触。第二密相汽提区中的热量通过全返混式外取热器10中内置的取热盘管12内的换热介质取走，其中，全返混式外取热器10中的催化剂的流化介质通过管线7进入。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管8返回到快速床反应区2的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管9进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管11返回到快速床反应区2。
图3中，包括甲醇或二甲醚的原料从管线1进入快速流化床反应器的快速床反应区2，与包括硅铝磷酸盐分子筛的催化剂接触，在有效条件下，将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流和在所述催化剂上形成积炭，所述产品物流携带所述带有积炭的催化剂经过气固快速分离3后，大部分催化剂从产品物流中分离出来进入第二密相汽提区13，而产品物流携带剩余的小部分催化剂进入气固分离区5中的旋风分离器4，分离出的催化剂通过旋风分离器4的料腿进入第二密相汽提区13，气相产品物流通过管线6进入后续的分离工段；进入第二密相汽提区的催化剂通过与从管线14来的汽提介质接触，脱除夹带的产品物流，同时第二密相汽提区13中内置取热盘管15，通过取热盘管内的换热介质取走第二密相汽提区内催化剂携带的热量。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管8返回到快速床反应区2的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管9进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管11返回到快速床反应区2。
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】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.0％重量，反应区平均密度为50千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为5∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为81.21％重量。
【实施例2】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.3MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为0.8∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为430℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为78.94％重量。
【实施例3】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为400℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为15∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为79.57％重量。
【实施例4】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为460℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为1.0米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为70千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为15∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为82.12％重量。
【实施例5】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为550℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为2.0米/秒，反应区平均积炭量为3.5％重量，反应区平均密度为100千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为0.5∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为500℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为80.24％重量。
【实施例6】
在图1所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-18，反应区平均空塔线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为80千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为1∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为79.79％重量。
【实施例7】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.0％重量，反应区平均密度为50千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为5∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为81.88％重量。
【实施例8】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.3MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为0.8∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为430℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为79.33％重量。
【实施例9】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为400℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为15∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为80.27％重量。
【实施例10】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为460℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为1.0米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为70千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为15∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为82.51％重量。
【实施例11】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为550℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为2.0米/秒，反应区平均积炭量为3.5％重量，反应区平均密度为100千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为0.5∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为500℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为80.91％重量。
【实施例12】
在图2所示小型快速流化床反应装置中，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-18，反应区平均空塔线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为80千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1，第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为1∶1，全返混式外取热器内的换热介质为水，流化介质为水蒸气，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整流化介质流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为80.22％重量。
【实施例13】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.0％重量，反应区平均密度为50千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为5∶1，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为81.17％重量。
【实施例14】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.3MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为0.8∶1，经过换热后的催化剂温度为430℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为78.81％重量。
【实施例15】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为400℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为0.8米/秒，反应区平均积炭量为1.5％重量，反应区平均密度为120千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为15∶1，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为79.62％重量。
【实施例16】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为460℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为1.0米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为70千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为15∶1，经过换热后的催化剂温度为350℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为81.94％重量。
【实施例17】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为550℃，反应压力以表压计为0.01MPa，催化剂采用SAPO-34，反应区平均空塔线速为2.0米/秒，反应区平均积炭量为3.5％重量，反应区平均密度为100千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为0.5∶1，经过换热后的催化剂温度为500℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为80.12％重量。
【实施例18】
在图3所示小型快速流化床反应装置中，设置内置取热盘管，以纯甲醇为原料，反应区平均温度为500℃，反应压力以表压计为0.1MPa，催化剂采用SAPO-18，反应区平均空塔线速为1.6米/秒，反应区平均积炭量为2.5％重量，反应区平均密度为80千克/立方米。经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为两部分，第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。第一部分催化剂与第二部分催化剂的重量比为1∶1，经过换热后的催化剂温度为400℃，通过调整换热介质流量和汽提气流量调整取热负荷，反应器出口产物采用在线气相色谱分析，低碳烯烃碳基收率为79.81％重量。
显然，采用本发明的技术方案，可以实现较高的低碳烯烃碳基选择性，具有明显的技术优势，可以应用于低碳烯烃的工业生产中。

Claims (10)

1.一种甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，包括以下步骤：
a.提供一种快速流化床反应器，包括快速床反应区、第二密相汽提区、气固分离区、循环区，其中所述循环区包括催化剂待生斜管、再生斜管和外循环管；
b.甲醇或二甲醚的原料进入快速流化床反应器的快速床反应区，与硅铝磷酸盐分子筛的催化剂接触，在有效条件下，将所述原料转化为包括乙烯、丙烯的产品物流和在所述催化剂上形成积炭；
c.所述产品物流携带所述带有积炭的催化剂经过气固快速分离后，大部分催化剂从产品物流中分离出来进入第二密相汽提区，而产品物流携带剩余的小部分催化剂进入气固分离区中的旋风分离器，分离出的催化剂通过旋风分离器的料腿进入第二密相汽提区，气相产品物流进入后续的分离工段；
d.进入第二密相汽提区的催化剂通过与汽提介质接触，脱除夹带的产品物流，同时第二密相汽提区中的催化剂，或者通过外取热器取走催化剂携带的热量，通过调整所述外取热器内的流化介质流量调整取热负荷，或者在第二密相汽提区中内置取热盘管，通过取热盘管内的换热介质取走第二密相汽提区内催化剂携带的热量；
e.经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为至少两部分，至少的第一部分通过所述循环区内的催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，至少的第二部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区；
其中所述硅铝磷酸盐分子筛选自SAPO-18、SAPO-34中的至少一种；所述快速流化床反应器的快速床反应区内的气相线速为0.8～2.0米/秒；所述汽提介质为水蒸气；所述外取热器为外挂式的全返混式外取热器，其内置换热盘管，流化介质为水蒸气，换热介质为水；所述内置取热盘管内的换热介质为水，所述内置取热盘管浸没于第二密相汽提区内的催化剂床层内；
所述有效条件为：反应压力以表压计为0～0.3MPa、反应区平均温度为400～550℃、所述反应区的平均密度为50～120千克/立方米、所述反应区内的催化剂平均积炭量为1.5％～3.5％重量。
2.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述硅铝磷酸盐分子筛选自SAPO-34。
3.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述经过汽提、取热后的催化剂的温度不大于500℃。
4.根据权利要求3所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述经过汽提、取热后的催化剂的温度不大于400℃。
5.根据权利要求4所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述经过汽提、取热后的催化剂的温度不大于350℃。
6.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述至少的第一部分催化剂流量与至少的第二部分催化剂流量的重量比为0.5～15∶1。
7.根据权利要求6所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述至少的第一部分催化剂流量与至少的第二部分催化剂流量的重量比为0.8～5∶1。
8.根据权利要求1所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于e步骤中经过汽提、取热的第二密相汽提区内的催化剂分为三部分，第一部分和第二部分通过所述循环区内的两根催化剂外循环管返回到快速床反应区的底部，第三部分通过循环区的催化剂待生斜管进入再生器，经烧炭再生后通过循环区的催化剂再生斜管返回到快速床反应区。
9.根据权利要求8所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述两根催化剂循环外斜管分布在快速床反应区两侧，且直径相同，两根催化剂循环外斜管的角度为180℃，第一部分催化剂流量与第二部分催化剂流量的重量比为1∶1；第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为0.5～15∶1。
10.根据权利要求9所述甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于所述第一部分和第二部分催化剂的总量与第三部分催化剂量的重量比为0.8～5∶1。
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