甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置及方法.pdf

本发明提供了一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置及方法，甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置包括：反应器，包括由下自上的反应区和隔离区，反应器还包括产品气出口；导流罩，设置在隔离区内；再生器，包括再生烟气出口；反应器三级旋风分离器，包括产品气入口和待生催化剂细粉出口；再生器三级旋风分离器，包括再生烟气入口和再生催化剂细粉出口，再生器还包括待生催化剂细粉入口，待生催化剂细粉入口与待生催化剂细粉出口通过待生催化剂细粉输送管道连接；甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置还包括气泡破碎部，气泡破碎部设置在反应区内；再生器与反应器并列设置。本发明解决了现有技术中低碳烯烃选择性低、催化剂跑剂以及催化剂消耗高的问题。

权利要求书
1.  一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，包括：
反应器(10)，包括由下自上的反应区(11a)和隔离区(11b)，所述反应器(10)还 包括产品气出口(18)；
导流罩(12)，设置在所述隔离区(11b)内，所述导流罩(12)将所述反应器(10) 分隔成所述反应区(11a)和所述隔离区(11b)；
再生器(20)，包括再生烟气出口(23)；
反应器三级旋风分离器(91)，包括产品气入口(911)和待生催化剂细粉出口(912)， 所述产品气入口(911)与所述产品气出口(18)连接；
再生器三级旋风分离器(92)，包括再生烟气入口(921)和再生催化剂细粉出口(922)， 所述再生烟气入口(921)与所述再生烟气出口(23)连接，
其特征在于，
所述再生器(20)还包括待生催化剂细粉入口(25)，所述待生催化剂细粉入口(25) 与所述待生催化剂细粉出口(912)通过待生催化剂细粉输送管道(83)连接，在所述待 生催化剂细粉输送管道(83)上设有用于输送待生催化剂细粉的待生催化剂细粉压送罐 (93)；
所述甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置还包括气泡破碎部(13)，所述气泡破碎部(13) 设置在所述反应区(11a)内，所述气泡破碎部(13)的周向边缘连接在所述反应器(10) 的内壁上，所述气泡破碎部(13)上设有多个破碎孔；
所述再生器(20)与反应器(10)并列设置。

2.  根据权利要求1所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述反应器(10) 还包括甲醇进料口(15)，所述气泡破碎部(13)的位置在竖直方向上高于所述甲醇进料 口(15)的位置。

3.  根据权利要求2所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述气泡破碎部(13) 为格栅。

4.  根据权利要求3所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述格栅包括一层 或多层。

5.  根据权利要求1所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述反应器(10) 还包括旋风分离器(14)，所述旋风分离器(14)设置在所述隔离区(11b)内，所述导流 罩(12)包括锥状段(121)和稀相管(122)，所述锥状段(121)的底部的开口比所述 锥状段(121)的顶部的开口大，所述锥状段(121)的底部连接在所述反应器(10)的 内壁上，所述锥状段(121)的顶部连接在所述稀相管(122)的底部，所述稀相管(122) 的顶部与所述旋风分离器(14)的入口连接，所述锥状段(121)上设有用于避让所述旋 风分离器(14)的料腿的通孔。

6.  根据权利要求1所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，
所述反应器(10)还包括再生催化剂入口(16)以及待生催化剂出口(17)；
所述再生器(20)包括待生催化剂入口(21)以及再生催化剂出口(22)，所述待生 催化剂出口(17)与所述待生催化剂入口(21)通过待生催化剂输送管道(30)连接， 所述再生催化剂出口(22)和所述再生催化剂入口(16)通过再生催化剂输送管道(40) 连接；
所述甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置还包括相互独立设置的冷却器(50)和第一汽提 器(60)，所述冷却器(50)设置在所述再生催化剂输送管道(40)上，所述第一汽提器 (60)设置在所述再生催化剂输送管道(40)上或者所述第一汽提器(60)设置在所述 再生器(20)的内壁上。

7.  根据权利要求6所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述第一汽提器(60) 设置在所述冷却器(50)与所述再生催化剂入口(16)之间。

8.  根据权利要求6所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述第一汽提器(60) 连接在所述再生器(20)的底部。

9.  根据权利要求6所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置，其特征在于，所述第一汽提器(60) 设置在所述冷却器(50)与所述再生催化剂出口(22)之间。

10.  一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的方法，包括以下步骤：使反应器(10)中的甲醇和/或二甲 醚与再生催化剂在反应区(11a)接触反应制取产品气，
其特征在于，所述甲醇和/或二甲醚制烯烃的方法还包括以下步骤：
在所述反应区(11a)中通过气泡破碎部(13)破碎气泡以强化气固接触，所述产品 气通过导流罩(12)进入旋风分离器(14)以抑制乙烯、丙烯发生二次反应生成副产物；
在所述反应器(10)中分离出来的产品气进入反应器三级旋风分离器(91)中继续 进行分离，在所述反应器三级旋风分离器(91)中分离出来的待生催化剂细粉进入再生 器(20)中进行再生，再生后的待生催化剂细粉从再生器三级旋风分离器(92)进行回 收。

11.  根据权利要求10所述的甲醇和/或二甲醚制烯烃的方法，其特征在于，所述产品气经过所 述旋风分离器(14)分离后还包括以下步骤：在所述反应器(10)中分离出来的待生催 化剂进入所述再生器(20)中进行再生，再生后的再生催化剂降温后进入所述反应器(10) 中。

说明书甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置及方法
技术领域
本发明涉及烯烃生产技术领域，具体而言，涉及一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置及方 法。
背景技术
目前，乙烯、丙烯等低碳烯烃是最基本的化工原料，尤其是乙烯的生产能力是衡量一个 国家和地区化工水平的标志之一。乙烯、丙烯的主要生产方式是以石油为原料的裂解方式， 如石脑油蒸汽裂解、重油催化裂解以及乙烷脱氢等，其中，催化裂化装置也副产丙烯。我国 的乙烯、丙烯的主要来源是通过石脑油蒸汽裂解，而我国的乙烯、丙烯等低碳烯烃的市场需 求量远大实际产量，每年需要大量进口乙烯、丙烯衍生物来弥补市场缺口。
我国石油资源严重短缺，2012年石油对外依存度达到55％以上，严重影响我国能源战略 安全。以石油基为来源的乙烯、丙烯生产路线要消耗宝贵的石油资源，由于我国煤炭资源丰 富，开展煤基烯烃生产路线具有重要意义。这样，一方面可以减少石油资源消耗，另一方面 提高了煤炭利用效率和经济价值。煤基烯烃的生产路线为：煤气化、合成气净化、合成气制 甲醇、甲醇制烯烃、烯烃分离以及烯烃聚合生产聚乙烯和聚丙烯。目前我国甲醇的产量相对 过剩，甲醇市场低迷，利用甲醇转化生产低碳烯烃不仅能缓解乙烯、丙烯的市场短缺，同时 还提高了甲醇生产企业经济效益。
甲醇制低碳烯烃采用磷酸硅铝分子筛(简称SAPO-34分子筛)，在反应过程中会产生高碳 化合物，高碳化合物不能通过磷酸硅铝分子筛的孔径，高碳化合物残留在磷酸硅铝分子筛中。 这样在磷酸硅铝分子筛中形成积碳，容易堵塞磷酸硅铝分子筛孔道，造成磷酸硅铝分子筛的 催化剂的催化活性降低。由于催化剂可以周期性的再生，烧掉催化剂表面的积炭就可以恢复 催化剂活性。
国内外专利报道了多种甲醇制烯烃的方法和装置，通常甲醇制烯烃装置包括反应器和再 生器，反应器和再生器均采用流化床。但是，现有技术中的甲醇制烯烃装置还存在乙烯、丙 烯选择性不高的问题和催化剂消耗大的问题。其中，乙烯、丙烯选择性不高主要表现在两个 方面：一方面，由于再生器烧焦是强放热反应，再生器设置取热器取走过剩热量，维持再生 器的温度稳定。高温再生催化剂经过汽提器后进入反应器，进入反应器中的再生催化剂的温 度能达到600℃～630℃，再生催化剂的温度远高于反应器中的反应温度400℃～500℃。过高温 度的再生催化剂与气相甲醇接触反应，导致甲醇容易发生副反应生成CO和甲烷的低价值产 物，这样降低了乙烯、丙烯等高价值产物的收率；另一方面，甲醇制烯烃装置中的流化床反 应器内的上部均设置有稀相沉降段，有利于反应气体产物和催化剂分离。但是，乙烯、丙烯、 丁烯等目标产物在反应器中停留时间过长，可能发生氢转移、聚合等二次反应生成乙烷、丙 烷、焦炭等副产物，降低乙烯、丙烯的选择性。
中国石油化工股份有限公司的专利“甲醇或二甲醚生产乙烯、丙烯的方法”(申请号 200610117351.6)公开了一种缩短反应产物在反应空间内停留时间的反应器结构。反应器包括 密相区和稀相沉降区，密相区和稀相沉降区均位于在反应器中，在密相区的上部设置气固快 速分离区，在反应器外设置旋风分离器。这样能显著缩小稀相沉降区的体积，缩短反应产物 在反应器中的停留时间，同时在气固快速分离区的下部注入终止剂，终止反应。但是，旋风 分离器设置在反应器的外部，旋风分离器属于压力容器，这样会增大装置投资。而且，在工 程实施上旋风分离器如何固定也是难题。此外，上述装置虽然在一定程度上缩小了稀相沉降 区的体积，但是稀相沉降区的下部仍然会发生一定程度的烯烃二次转化反应，不利于提高乙 烯、丙烯的选择性。
专利“一种甲醇制取低碳烯烃反应器”(申请号201220166104.6)公开了一种甲醇制烯烃 反应器。该反应器的反应产物不经过反应器的稀相沉降区，直接经过导流设施进入反应器的 旋风分离器，完全取消了稀相沉降区。该反应器取消了稀相沉降区，缩短了反应产物在反应 器中的停留时间。但是，取消稀相沉降区显著增大了旋风分离器的入口的催化剂颗粒量，影 响旋风分离器的效率，可能还会导致催化剂与产品气一起排出，造成催化剂跑剂，显著增加 催化剂的消耗。
甲醇制烯烃装置一般采用SAPO-34分子筛催化剂，催化剂价格昂贵，甲醇制烯烃装置催 化剂消耗大导致甲醇制烯烃装置运营过程中催化剂成本高，影响甲醇制烯烃装置的经济效益。 催化剂消耗主要是由于催化剂在反应器和再生器之间循环流动，催化剂颗粒之间发生碰撞、 催化剂颗粒与器壁之间发生碰撞以及催化剂在反应器和再生器之间输送磨损等产生催化剂细 粉。反应器和再生器内均设置了两级旋风分离器分离回收催化剂细粉，反应器和再生器外设 置三级旋风分离器进一步回收催化剂细粉，反应器三级旋风分离器回收的催化剂细粉由于粒 径太小，难以返回系统进一步利用。此外，粒径更小的催化剂细粉从反应器三级旋风分离器 中与产品气进入急冷水洗系统。神华集团有限公司申请专利“分子筛催化剂微粉再利用的方 法及其获得的产品和应用”(申请号201110253729)，将反应器三级旋风分离器回收的催化剂 细粉经过焙烧后，重新制备成新催化剂重新利用，来降低催化剂的成本。但是反应器三级旋 风分离器的催化剂回收罐中，由于产品气带有水蒸气和C5以上的烃类，反应器三级旋风分离 器的催化剂回收罐中温度较低，水蒸气和C5以上烃类有机物发生冷凝，油、水以及催化剂细 粉容易和泥，这样导致反应器三级旋风分离器的催化剂回收罐卸剂困难，而且，催化剂细粉 与水长期接触也会降低催化剂的活性，从而导致催化剂难以回收利用。
发明内容
本发明旨在提供一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置及方法，以解决现有技术中低碳烯烃 选择性低、催化剂跑剂以及催化剂消耗高的问题。
为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置， 包括：反应器，包括由下自上的反应区和隔离区，反应器还包括产品气出口；导流罩，设置 在隔离区内，导流罩将反应器分隔成反应区和隔离区；再生器，包括再生烟气出口；反应器 三级旋风分离器，包括产品气入口和待生催化剂细粉出口，产品气入口与产品气出口连接； 再生器三级旋风分离器，包括再生烟气入口和再生催化剂细粉出口，再生烟气入口与再生烟 气出口连接，再生器还包括待生催化剂细粉入口，待生催化剂细粉入口与待生催化剂细粉出 口通过待生催化剂细粉输送管道连接，在待生催化剂细粉输送管道上设有用于输送待生催化 剂细粉的待生催化剂细粉压送罐；甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置还包括气泡破碎部，气泡破 碎部设置在反应区内，气泡破碎部的周向边缘连接在反应器的内壁上，气泡破碎部上设有多 个破碎孔；再生器与反应器并列设置。
进一步地，反应器还包括甲醇进料口，气泡破碎部的位置在竖直方向上高于甲醇进料口 的位置。
进一步地，气泡破碎部为格栅。
进一步地，格栅包括一层或多层。
进一步地，反应器还包括旋风分离器，旋风分离器设置在隔离区内，导流罩包括锥状段 和稀相管，锥状段的底部的开口比锥状段的顶部的开口大，锥状段的底部连接在反应器的内 壁上，锥状段的顶部连接在稀相管的底部，稀相管的顶部与旋风分离器的入口连接，锥状段 上设有用于避让旋风分离器的料腿的通孔。
进一步地，反应器还包括再生催化剂入口以及待生催化剂出口；再生器包括待生催化剂 入口以及再生催化剂出口，待生催化剂出口与待生催化剂入口通过待生催化剂输送管道连接， 再生催化剂出口和再生催化剂入口通过再生催化剂输送管道连接；甲醇和/或二甲醚制烯烃的 装置还包括相互独立设置的冷却器和第一汽提器，冷却器设置在再生催化剂输送管道上，第 一汽提器设置在再生催化剂输送管道上或者第一汽提器设置在再生器的内壁上。
进一步地，第一汽提器设置在冷却器与再生催化剂入口之间。
进一步地，第一汽提器连接在再生器的底部。
进一步地，第一汽提器设置在冷却器与再生催化剂出口之间。
根据本发明的另一方面，提供了一种甲醇和/或二甲醚制烯烃的方法，包括以下步骤：使 反应器中的甲醇和/或二甲醚与再生催化剂在反应区接触反应制取产品气，甲醇和/或二甲醚制 烯烃的方法还包括以下步骤：在反应区中通过气泡破碎部破碎气泡以强化气固接触，产品气 通过导流罩进入旋风分离器以抑制乙烯、丙烯发生二次反应生成副产物；在反应器中分离出 来的产品气进入反应器三级旋风分离器中继续进行分离，在反应器三级旋风分离器中分离出 来的待生催化剂细粉进入再生器中进行再生，再生后的待生催化剂细粉从再生器三级旋风分 离器进行回收。
进一步地，产品气经过旋风分离器分离后还包括以下步骤：在反应器中分离出来的待生 催化剂进入再生器中进行再生，再生后的再生催化剂降温后进入反应器中。
应用本发明的技术方案，反应器包括由下自上的反应区和隔离区，导流罩设置在隔离区 内，导流罩将反应器分隔成反应区和隔离区。上述结构取消了反应器中的稀相沉降区，缩短 了产品气在反应器中的停留时间，有效地避免了产品气发生二次反应将乙烯、丙烯转化为低 价值的乙烷、丙烷、焦炭等副产物的情况。由于取消了稀相沉降区，由导流罩进入旋风分离 器的入口的催化剂夹带量会明显增加。在反应区内设置气泡破碎部，气泡破碎部的周向边缘 连接在反应器的内壁上，气泡破碎部上设有多个破碎孔。气泡破碎部能够破碎大气泡，改善 气固接触效果，充分发挥催化剂的催化活性，使反应区流化床层更稳定。这样气泡破碎部能 够降低反应区中的密相区和稀相区之间的界面由于大气泡破碎引起的催化剂迸溅，明显减少 了进入旋风分离器的催化剂颗粒的浓度，降低了旋风分离器的负荷，有效地避免了旋风分离 器跑剂的问题，提高了旋风分离器的效率，从而有效地提高了甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置 的乙烯、丙烯等低碳烯烃的选择性，提高了经济效益。反应器产生的产品气通过产品气出口 和产品气入口进入到反应器三级旋风分离器中，反应器三级旋风分离器分离出来的待生催化 剂细粉通过待生催化剂细粉出口、待生催化剂细粉压送罐、待生催化剂细粉输送管道以及待 生催化剂细粉入口进入到再生器中进行再生。再生后的干燥的再生催化剂细粉通过再生烟气 出口进入到再生器三级旋风分离器中，再生器三级旋风分离器分离出的干燥的再生催化剂细 粉从再生催化剂细粉出口进行回收。干燥的再生催化剂细粉便于装卸和输送，从而对催化剂 细粉进行回收利用，有效地降低甲醇和/或二甲醚制烯烃的装置的催化剂运行成本。上述结构 有效地解决了低碳选择性低、催化剂跑剂以及催化剂消耗高的问题。再生器与反应器并列设 置，可以有效降低甲醇制烯烃的装置的总高度，减少投资成本。
附图说明
构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实 施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1示出了根据本发明的甲醇制烯烃的装置的实施例一的结构示意图；
图2示出了根据本发明的甲醇制烯烃的装置的实施例二的结构示意图；
图3示出了根据本发明的甲醇制烯烃的装置的实施例三的结构示意图；以及
图4示出了根据本发明的甲醇制烯烃的装置的实施例四的结构示意图。
上述附图包括以下附图标记：
10、反应器；11a、反应区；11b、隔离区；12、导流罩；121、锥状段；122、稀相管；13、 气泡破碎部；14、旋风分离器；15、甲醇进料口；16、再生催化剂入口；17、待生催化剂出 口；18、产品气出口；19、第一取热器；20、再生器；21、待生催化剂入口；22、再生催化 剂出口；23、再生烟气出口；24、第二取热器；25、待生催化剂细粉入口；30、待生催化剂 输送管道；31、第二汽提器；32、第一滑阀；40、再生催化剂输送管道；41、第二滑阀；50、 冷却器；51、流化气入口；52、取热出口；53、进水口；54、返气出口；55、冷却入口；56、 冷却出口；60、第一汽提器；61、汽提气入口；63、汽提入口；64、汽提出口；81、返气输 送管道；83、待生催化剂细粉输送管道；91、反应器三级旋风分离器；911、产品气入口；912、 待生催化剂细粉出口；92、再生器三级旋风分离器；921、再生烟气入口；922、再生催化剂 细粉出口；93、待生催化剂细粉压送罐；94、急冷水洗系统；95、余热回收系统。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。 下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
本申请的实施例一至实施例四介绍了采用原料甲醇制取烯烃的装置(即甲醇制烯烃的装 置)，以下将详细介绍甲醇制取烯烃的装置。当然，制取烯烃的原料也可以采用二甲醚或甲醇 和二甲醚的混合物，二甲醚制烯烃的装置以及甲醇和二甲醚制烯烃的装置与甲醇制烯烃的装 置类似，在此不再详细赘述。
如图1所示，实施例一的甲醇制烯烃的装置包括反应器10、导流罩12、再生器20、反应 器三级旋风分离器91以及再生器三级旋风分离器92，反应器10包括由下自上的反应区11a 和隔离区11b，反应器10还包括产品气出口18，导流罩12设置在隔离区11b内，导流罩12 将反应器10分隔成反应区11a和隔离区11b，再生器20包括再生烟气出口23，反应器三级旋 风分离器91包括产品气入口911和待生催化剂细粉出口912，产品气入口911与产品气出口 18连接，再生器三级旋风分离器92包括再生烟气入口921和再生催化剂细粉出口922，再生 烟气入口921与再生烟气出口23连接，再生器20还包括待生催化剂细粉入口25，待生催化 剂细粉入口25与待生催化剂细粉出口912通过待生催化剂细粉输送管道83连接，在待生催 化剂细粉输送管道83上设有用于输送待生催化剂细粉的待生催化剂细粉压送罐93，甲醇制烯 烃的装置还包括气泡破碎部13，气泡破碎部13设置在反应区11a内，气泡破碎部13的周向 边缘连接在反应器10的内壁上，气泡破碎部13上设有多个破碎孔，再生器20与反应器10 并列设置。
应用实施例一的甲醇制烯烃的装置，反应器10包括由下自上的反应区11a和隔离区11b， 导流罩12设置在隔离区11b内，导流罩12将反应器10分隔成反应区11a和隔离区11b。上 述结构取消了反应器10中的稀相沉降区，缩短了产品气在反应器10中的停留时间，有效地 避免了产品气发生二次反应将乙烯、丙烯转化为低价值的乙烷、丙烷、焦炭等副产物的情况。 由于取消了稀相沉降区，由导流罩12进入旋风分离器的入口的催化剂夹带量会明显增加。在 反应区11a内设置气泡破碎部13，气泡破碎部13的周向边缘连接在反应器10的内壁上，气 泡破碎部13上设有多个破碎孔。气泡破碎部13能够破碎大气泡，改善气固接触效果，充分 发挥催化剂的催化活性，使反应区11a流化床层更稳定。这样气泡破碎部13能够降低反应区 11a中的密相区和稀相区之间的界面由于大气泡破碎引起的催化剂迸溅，明显地减少了进入旋 风分离器的催化剂颗粒的浓度，降低了旋风分离器的负荷，有效地避免了旋风分离器跑剂的 问题，提高了旋风分离器的效率，从而有效地提高了甲醇制烯烃的装置的乙烯、丙烯等低碳 烯烃的选择性，提高了经济效益。反应器10产生的产品气通过产品气出口18和产品气入口 911进入到反应器三级旋风分离器91中，反应器三级旋风分离器91分离出来的待生催化剂细 粉通过待生催化剂细粉出口912、待生催化剂细粉压送罐93、待生催化剂细粉输送管道83以 及待生催化剂细粉入口25进入到再生器20中进行再生。再生后的干燥的再生催化剂细粉通 过再生烟气出口23进入到再生器三级旋风分离器92中，再生器三级旋风分离器92分离出的 干燥的再生催化剂细粉从再生催化剂细粉出口922进行回收。干燥的再生催化剂细粉便于装 卸和输送，从而对催化剂细粉进行回收利用，有效地降低甲醇制烯烃的装置的催化剂运行成 本。上述结构有效地解决了低碳选择性低、催化剂跑剂以及催化剂消耗高的问题。再生器20 与反应器10并列设置，可以有效降低甲醇制烯烃的装置的总高度，减少投资成本。
为了使气泡破碎部13有效地破碎大气泡，在实施例一中，反应器10还包括甲醇进料口 15，气泡破碎部13的位置在竖直方向上高于甲醇进料口15的位置。在反应器10的甲醇进料 口15处设置有气体分布板，气体分布板已经对进料甲醇进行了分布和破碎，在甲醇进料反应 区不需要设置气泡破碎部13。气泡在密相区自下而上运动时，气泡会迅速长大，需要破碎密 相区中的气泡。
为了使气泡破碎部13更有效地破碎大气泡，在实施例一中，反应区包括由下向上的甲醇 进料反应区、密相区、再生催化剂入口反应区和稀相反应区，气泡破碎部13设置在再生催化 剂入口反应区中。气泡破碎部13设置在反应器10的密相区中，防止气泡在密相床层自下向 上的运动过程中长成大气泡。由于气泡在密相区和稀相区界面上破碎会夹带和迸溅大量催化 剂进入稀相，因而将气泡破碎部13设置在稀相没有破碎气泡和防止催化剂迸溅的效果。因此， 气泡破碎部13最好设置在密相区或者密相区靠近稀相区界面的位置，防止破碎的气泡在密相 区中继续上升或再次长大。因而可考虑设置一层或多层。设置气泡破碎部13后，冷模试验装 置中进入稀相的颗粒夹带量减少了20～40％。
为了维持旋风分离器14的入口的固相催化剂颗粒的浓度和保证旋风分离器14的分离效 果，在实施例一中，气泡破碎部13为格栅。优选地，格栅包括一层或多层。设置一层或多层 格栅显著降低了进入稀相管122的固相催化剂颗粒的浓度。更优选地，采用两层或三层格栅。 一方面，格栅可以破碎气泡，强化气固接触和传质，保持流化床层的稳定和均匀性；另一方 面，格栅能够防止气泡在密相区和稀相区之间的界面由于破碎气泡造成大量催化剂迸溅的情 况，大大地减少了旋风分离器的入口的催化剂颗粒浓度。
在实施例一中，相邻两个格栅之间的距离相等。多层格栅在密相区内等距离布置，每层 格栅的破碎孔的孔径相同。优选地，格栅的开孔率在0.5～0.9的范围内，其中，格栅的开孔率 为格栅上的破碎孔的面积与格栅的面积之比。
在实施例一中，反应器10还包括旋风分离器14，旋风分离器14设置在隔离区11b内， 导流罩12包括锥状段121和稀相管122，锥状段121的底部的开口比锥状段121的顶部的开 口大，锥状段121的底部连接在反应器10的内壁上，锥状段121的顶部连接在稀相管122的 底部，稀相管122的顶部与旋风分离器14的入口连接，锥状段121上设有用于避让旋风分离 器14的料腿的通孔。导流罩12将产品气与现有技术中的稀相沉降区隔离开，隔离区11b用于 放置旋风分离器等构件。在反应器10与导流罩12之间的空间充入气体，保证反应区11a与隔 离区11b之间的压力平衡。产品气通过稀相管122迅速进入与稀相管122连接的旋风分离器 14，减少产品气在反应器10中的停留时间。在实施例一中，稀相管122内的产品气的流速在 2m/s～15m/s的范围内。优选地，稀相管122内的产品气的流速在4m/s～12m/s的范围内。优选 地，稀相管122内的产品气的流速在6m/s～10m/s的范围内。在实施例一中，稀相管122的孔 径与密相区的孔径之比在0.1～0.8的范围内。优选地，稀相管122的孔径与密相区的孔径之比 在0.2～0.6的范围内。更优选地，稀相管122的孔径与密相区的孔径之比在0.3～0.5的范围内。
在实施例一中，旋风分离器14为两级旋风分离器。旋风分离器14的料腿通过通孔深入 反应器10中的反应区，旋风分离器14设置放倒锥或者翼阀。旋风分离器14将催化剂细粉与 产品气分离后，催化剂细粉通过料腿返回到反应区中，产品气通过产品气出口18进入到反应 器三级旋风分离器91中进行分离待生催化剂细粉。
在实施例一中，反应器三级旋风分离器91分离出的更细的待生催化剂细粉进入待生催化 剂细粉压送罐93中，然后通过待生催化剂细粉输送管道83输送到再生器20中。在待生催化 剂细粉压送罐93和待生催化剂细粉输送管道83中设置保温措施，有效地防止水蒸气等物质 的温度降低发生冷凝后导致待生催化剂细粉和泥难以输送。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括急冷水洗系统94，急冷水洗系统94与反应器三 级旋风分离器91连接。产品气经过急冷水洗系统94进入烯烃分离流程。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括余热回收系统95，余热回收系统95与再生器三 级旋风分离器92连接。再生烟气夹带着再生催化剂细粉从再生烟气出口23进入再生器三级 旋风分离器92，再生器三级旋风分离器92分离出的干燥的再生催化剂细粉从再生催化剂细粉 出口处进行回收重新利用，再生烟气进入余热回收系统95。
在实施例一中，导流罩12与密相区之间的距离在1m～8m的范围内。具体地，导流罩12 与密相区之间的距离是指导流罩12的开始缩径的位置与密相区与稀相区的交界面之间的距 离。优选地，导流罩12与密相区之间的距离在2m～6m的范围内。更优选地，导流罩12与密 相区之间的距离在3m～5m的范围内。
现有技术中，专利“甲醇转化为低碳烯烃的装置及方法”(申请号201210149480.9)提出 了在再生催化剂出口与再生催化剂入口之间设置有冷却-汽提器，在冷却-汽提器中，一方面， 冷却-汽提器将再生催化剂中夹带的CO、CO2、N2、O2等气体汽提出来；另一方面，实现了再 生催化剂的冷却，降低进入反应器中的再生催化剂的温度，从而减少了甲醇裂解等副反应， 降低产品气中CO、CH4的选择性，改善了初始反应阶段的产物分布。但是，冷却-汽提器将冷 却与汽提合于一体，再生催化剂的冷却温度的调整受限于再生催化剂的汽提条件限制，难以 在较大范围内灵活调节。这样使进入反应器中的再生催化剂的温度过高，导致初始反应阶段 产物分布变差。
在实施例一中，反应器10还包括再生催化剂入口16以及待生催化剂出口17，再生器20 包括待生催化剂入口21以及再生催化剂出口22，待生催化剂出口17与待生催化剂入口21通 过待生催化剂输送管道30连接，再生催化剂出口22和再生催化剂入口16通过再生催化剂输 送管道40连接，甲醇制烯烃的装置还包括相互独立设置的冷却器50和第一汽提器60，冷却 器50设置在再生催化剂输送管道40上，第一汽提器60设置在再生催化剂输送管道40上， 第一汽提器60设置在冷却器50与再生催化剂出口22之间。冷却器50和第一汽提器60相互 独立设置，保证了再生催化剂的汽提效果，有效地防止了CO、N2等气体汽提不完全进入反应 器10中的情况，有效避免了对产品气的后续的烯烃分离系统产生影响。同时，可以根据工艺 条件在较大范围内灵活调节进入反应器10中的再生催化剂的温度，降低了进入反应器10中 的再生催化剂的温度，在优化的反应条件范围内进行反应，改善反应产物的分布。优选地， 第一汽提器60设置在再生器20的密相床内部靠近边壁位置。
优选地，甲醇进料口15设置在反应器10的底部，再生催化剂入口16和待生催化剂出口 17均设置在反应器10的侧壁上，产品气出口18设置在反应器10的顶部，待生催化剂入口 21、再生催化剂出口22以及待生催化剂细粉入口25设置在再生器20的侧壁上，再生烟气出 口23在再生器20的顶部。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括空气供应部，再生器20还包括空气入口，空气 供应部与空气入口连接。空气供应部为再生器20中提供压缩空气或富氧空气。优选地，空气 入口设置在再生器20的底部。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括甲醇供应部和设置在反应器10中的甲醇进料分 布器，甲醇进料分布器设置反应器10的底部，甲醇供应部与甲醇进料口15连接。优选地， 甲醇进料分布器为板式分布器或管式分布器。甲醇供应部将甲醇经过预热、气化以及过热后 从甲醇进料口15通过甲醇进料分布器进入反应器10中，在反应区11a与催化剂接触反应，生 成乙烯、丙烯等低碳烯烃反应产物。其中，反应主要在密相区中进行。在实施例一中，反应 器10中的反应温度在380℃～560℃的范围内。优选地，反应器10中的反应温度在400℃～520℃ 的范围内。更优选地，反应器10中的反应温度在450℃～500℃的范围内。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括设置在反应器10中的第一取热器19，第一取热 器19取走过剩热量，保证反应平稳进行，防止反应器10的温度波动。优选地，第一取热器 19可以为一组或多组。在图中未示出的实施例中，第一取热器可以设置在反应器外。当然， 可以采用设置在反应器外的取热器与设置在反应器中的取热器相组合的方式。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括与再生器20连接的第二取热器24，第二取热器 24取走催化剂再生过程中放出过剩的热量，保持在再生过程中的温度稳定。在实施例一中， 再生器20中的反应温度在580℃～720℃的范围内。优选地，再生器20中的反应温度在620℃ ～700℃的范围内。更优选地，再生器20中的反应温度在660℃～680℃的范围内。在实施例一 中，第二取热器24设置在再生器20外。优选地，第二取热器24为一组或多组。再生催化剂 经过在再生器20的上部的稀相沉降空间实现气固分离，将含有少量催化剂的再生烟气进入旋 风分离器，催化剂颗粒通过两级旋风分离器的料腿返回到再生器20的密相区中，再生烟气从 再生烟气出口23排出，然后再生烟气通过管道进入再生三旋。在图中未示出的实施例中，第 二取热器可以设置在再生器的内部，第二取热器也可以为一组或多组。当然，可以采用设置 在再生器20外的取热器与设置在再生器20内取热器相组合的方式。根据具体的取热情况， 选择不同的取热方式。
在实施例一中，反应器10可以为鼓泡床反应器、湍动流化床反应器或快速流化床反应器。 优选地，反应器10采用湍动流化床反应器。在实施例一中，再生器20采用流化床再生器。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括第二汽提器31、第一滑阀32、第二汽提气供应 部和气体供应部，第二汽提器31和第一滑阀32均设置在待生催化剂输送管道30上，第二汽 提器31的汽提入口与待生催化剂出口17连接，第二汽提器31的汽提气入口与第二汽提气供 应部连接，第二汽提器31的返气出口连接在反应器10的侧壁上，待生催化剂输送管道30上 设置有气体入口，气体供应部与气体入口连接，第一滑阀32位于第二汽提器31与气体入口 之间。待生催化剂经过第二汽提器31汽提后，经过第一滑阀32，然后利用气体供应部的气体 将待生催化剂提升到再生器20中进行再生。其中，第二汽提器31的返气直接返回到反应区 11a中。在实施例一中，气体供应部中的气体可以为压缩空气、氮气或者水蒸气。优选地，气 体供应部中的气体为水蒸气。第一滑阀32可以控制进入再生器20中的待生催化剂的量。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括第二滑阀41，第二滑阀41设置在再生催化剂输 送管道40上，第二滑阀41位于冷却器50与再生催化剂入口16之间。第二滑阀41可以控制 进入反应器10中的再生催化剂的量。甲醇制烯烃的装置还包括设置在反应器10中的再生催 化剂分布器，再生催化剂分布器设置在再生催化剂入口16处。再生催化剂输送管道40具有 气体入口，气体入口设置在再生催化剂入口16与第二滑阀41之间。再生催化剂经过第一汽 提器60汽提后进入冷却器50中，冷却后经过第二滑阀41，再利用提升气体将再生催化剂送 入反应器10中。
甲醇制烯烃的装置的工作过程如下：
甲醇与催化剂在反应器10中进行反应，反应后得到产品气和待生催化剂，产品气由导流 罩12进入旋风分离器14分离产品气和催化剂细粉，分离后的产品气从产品气出口18进入反 应器三级旋风分离器91进一步分离待生催化剂细粉，然后产品气进入急冷水洗系统，待生催 化剂从待生催化剂出口17进入第二汽提器31中。待生催化剂经过汽提后通过待生催化剂输 送管道30从待生催化剂入口21进入再生器20中，在再生器20再生后得到再生催化剂。再 生催化剂进入第一汽提器60中进行汽提，经过汽提后的再生催化剂通过再生催化剂出口22 (即第一汽提器60的汽提出口)进入冷却器50，然后经过冷却后从再生催化剂入口进入反应 器10中。这时，甲醇再与再生催化剂进行反应。继续重复上述循环过程。反应器三级旋风分 离器91分离出来的待生催化剂细粉通过待生催化剂细粉输送管道83输送到再生器20中再生， 再生后的再生催化剂细粉在再生器三级旋风分离器92中分离回收，回收后的再生催化剂细粉 送至催化剂厂重新回收利用。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括第一汽提气供应部，第一汽提器60包括汽提气 入口61，汽提气入口61与第一汽提气供应部连接，第一汽提器60的汽提出口与再生催化剂 出口22重合。在第一汽提器60中设置一层或多层格栅。在实施例一中，第一汽提气供应部 中的汽提气为流化氮气或者蒸汽。优选地，第一汽提气供应部中的汽提气为蒸汽。更优选地， 第一汽提气供应部中的汽提气为过热蒸汽。第一汽提气供应部中的汽提气通过分布环进入第 一汽提器60中，经过汽提的再生催化剂从汽提出口通过再生催化剂输送管道40从冷却入口 55进入冷却器50中。冷却器50中设置有取热盘管，取热盘管取走热量，降低了再生催化剂 的温度。
在实施例一中，甲醇制烯烃的装置还包括流化气供应部，冷却器50包括流化气入口51、 取热出口52、进水口53、返气出口54、冷却入口55和冷却出口56，流化气供应部与流化气 入口51连接，返气出口54通过返气输送管道81连接在再生器20上，即冷却器50中的返气 返回到再生器20中的顶部。冷却入口55与再生催化剂出口22连接，冷却出口56与再生催 化剂入口16连接。冷却器50中设置有取热盘管，取热盘管取走热量，降低了再生催化剂的 温度。在实施例一中，流化气供应部中的流化气为氮气或者蒸汽。优选地，流化气供应部中 的流化气为蒸汽。在实施例一中，冷却器50中设置有一组或多组分布器，流化气供应部中的 流化气通过流化气入口51进入冷却器50中，液态的取热介质从进水口53进入冷却器50中， 液态的取热介质取走冷却器50中的热量后，液态的取热介质转化成气态的取热介质，气态的 取热介质从取热出口52返回到汽包中。优选地，取热介质为水。再生催化剂的温度通过调节 流化气的进入量，流化气的进入量较大，冷却器50的流化性能好，取热量就较大，再生催化 剂的温度就较低。反之，再生催化剂的温度就较高。在实施例一中，进入反应器10中的再生 催化剂的温度在300℃～600℃的范围内。优选地，进入反应器10中的再生催化剂的温度在 350℃～550℃的范围内。更优选地，进入反应器10中的再生催化剂的温度在400℃～500℃的范 围内。
由于冷却器50和第一汽提器60内的流化床的类型不同，冷却器50采用湍动流化床，湍 动流化床便于传热和取热，而第一汽提器60采用鼓泡流化床，鼓泡流化床有利于汽提。冷却 器50和第一汽提器60分开设置有利于各自的条件下进行操作。
图2示出了本申请的甲醇制烯烃的装置的实施例二的结构，实施例二的甲醇制烯烃的装 置与实施例一的区别在于第一汽提器60设置在不同的位置。在实施例一中，第一汽提器60 设置在再生器20的内壁上。而在实施例二中，第一汽提器60设置在再生催化剂输送管道40 上，第一汽提器60设置在冷却器50与再生催化剂入口16之间。再生催化剂先冷却再汽提， 汽提蒸汽可以进入到冷却器50中可以作为流化气，这样减少了流化气的用量。
在实施例二中，第一汽提器60还包括汽提入口63和汽提出口64，汽提入口63与冷却出 口56连接，汽提出口64与再生催化剂入口16连接。
图3示出了本申请的甲醇制烯烃的装置的实施例三的结构，实施例三的甲醇制烯烃的装 置与实施例二的区别在于待生催化剂出口17设置在不同的位置。在实施例二中，待生催化剂 出口17设置在反应器10的侧壁上。而在实施例三中，待生催化剂出口17设置在反应器10 的底部上。
图4示出了本申请的甲醇制烯烃的装置的实施例四的结构，实施例四的甲醇制烯烃的装 置与实施例三的区别在于第一汽提器60设置在再生催化剂输送管道40上的不同的位置。在 实施例三中，第一汽提器60设置在冷却器50与再生催化剂入口16之间。而在实施例四中， 第一汽提器60连接在再生器20的底部。再生催化剂先汽提再冷却，第一汽提器60的汽提入 口与再生催化剂出口22连接，汽提出口64与冷却入口55连接，冷却出口56与再生催化剂 入口16连接。
在图中未示出的实施例中，第一汽提器设置在冷却器与再生催化剂出口之间，第一汽提 器的汽提入口与再生催化剂出口连接，第一汽提器的汽提出口与冷却器的冷却入口连接，冷 却器的冷却出口与再生催化剂入口连接。
本申请还提供了一种甲醇制烯烃的方法，根据本申请的甲醇制烯烃的方法的实施例包括 以下步骤：使反应器10中的甲醇和/或二甲醚与再生催化剂在反应区11a接触反应制取产品气， 甲醇和/或二甲醚制烯烃的方法还包括以下步骤：在反应区11a中通过气泡破碎部13破碎气泡 以强化气固接触，产品气通过导流罩12进入旋风分离器14以抑制乙烯、丙烯发生二次反应 生成副产物；在反应器10中分离出来的产品气进入反应器三级旋风分离器91中继续进行分 离，在反应器三级旋风分离器91中分离出来的待生催化剂细粉进入再生器20中进行再生， 再生后的待生催化剂细粉从再生器三级旋风分离器92进行回收。气泡破碎部13能够破碎大 气泡，改善气固接触效果，充分发挥催化剂的催化活性，使反应区11a流化床层更稳定。这样 气泡破碎部13能够降低反应区11a中的密相区和稀相区之间的界面由于大气泡破碎引起的催 化剂迸溅，明显地减少了进入旋风分离器的催化剂颗粒的浓度，降低了旋风分离器的负荷， 有效地避免了旋风分离器跑剂的问题，提高了旋风分离器的效率，从而有效地提高了甲醇制 烯烃的装置的乙烯、丙烯等低碳烯烃的选择性，提高了经济效益。反应器10分离出来的产品 气进入到反应器三级旋风分离器91中继续进行分离，反应器三级旋风分离器91分离出来的 待生催化剂细粉进入到再生器20中进行再生。再生后的干燥的再生催化剂细粉进入到再生器 三级旋风分离器92中，对再生器三级旋风分离器92分离出的干燥的再生催化剂细粉进行回 收。干燥的再生催化剂细粉便于装卸和输送，从而对催化剂细粉进行回收利用，有效地降低 甲醇制烯烃的装置的催化剂运行成本。上述结构有效地解决了低碳选择性低、催化剂跑剂以 及催化剂消耗高的问题。
在本实施例中，产品气经过旋风分离器分离后还包括以下步骤：在反应器10中分离出来 的待生催化剂进入再生器20中进行再生，再生后的再生催化剂降温后进入反应器10中。这 样可以降低进入反应器10中的再生催化剂的温度，在优化的反应条件范围内进行反应，改善 反应产物的分布。
将现有技术中的甲醇制烯烃的装置与实施例一、实施例二、实施例三和实施例四的甲醇 制烯烃的装置在相同的再生温度、相同的反应温度和相同的反应压力下进行试验，试验条件 和试验结果如表1。
表1现有技术中的甲醇制烯烃的装置与实施例一、实施例二、实施例三和实施例四的甲 醇制烯烃的装置的试验数据对比


从表1可以得出，实施例一、实施例二、实施例三以及实施例四的甲醇制烯烃的装置与 现有技术的相比，实施例一、实施例二、实施例三以及实施例四的甲醇制烯烃的装置的产品 气在稀相反应区的停留时间均缩短了，甲醇制烯烃的装置中的再生催化剂的温度降低了，还 可以进行灵活调节，而且乙烯+丙烯选择性明显增加，乙烷、丙烷和甲烷等副产物选择性明显 降低。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员 来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等 同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。