CN101279874B - 由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法，主要解决现有技术中装置生产能力低、低碳烯烃选择性低、催化剂循环量小、反应器温度梯度大的问题。本发明通过采用甲醇为原料，该方法包括如下步骤：a)10～90％总甲醇重量从第一流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成物流1；b)余量的甲醇从第二流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成物流2；c)从物流1和物流2中分别分离出的催化剂粉尘沉降或从各自旋风分离器下部的催化剂料腿返回各自流化床反应器沉降段下部的汽提段；d)第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入第二流化床反应器的底部；第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入再生器底部；e)进入再生器底部的待再生催化剂经再生器再生、汽提器汽提后，返回流化床反应器下部反应区的技术方案，较好地解决了该问题，可用于低碳烯烃的工业生产中。

Description

由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法
技术领域
本发明涉及一种由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***)、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。
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。
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。但该方法所述的快速流化床反应器的单系列处理能力较低。
另外，要保证高的低碳烯烃选择性，SAPO-34催化剂上需要积上一定量的碳。US20060025646专利中涉及一种控制MTO反应器反应区中催化剂积炭量的方法，是将失活的催化剂一部分送入再生区烧炭，另一部分失活催化剂返回到反应区继续反应。由于MTO工艺的剂醇比很小，生焦率较低，如果要在再生器内控制催化剂的烧炭程度，会使得反应器与再生器之间的催化剂流量较小，对催化剂流量控制的要求很高。
现有技术方法均存在装置生产能力低、再生器烧炭难以控制、催化剂循环量较小等方面的问题。
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装置生产能力低、低碳烯烃收率低、催化剂循环量小、反应器温度梯度大的问题，提供一种新的由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法。该方法用于低碳烯烃的生产中，具有装置生产能力高、低碳烯烃收率高、催化剂循环量大、反应器温度梯度小的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的方法，包括以下步骤：a)10～90％总甲醇重量从第一流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成含催化剂粉尘、乙烯、丙烯的物流1；b)余量的甲醇从第二流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成含催化剂粉尘、乙烯、丙烯的物流2；c)物流1和物流2分别经各自反应器沉降段中的旋风分离器分离后，含乙烯、丙烯的气相从各自反应器顶部排出进入后续的分离工段；从物流1和物流2中分别分离出的催化剂粉尘沉降或从各自旋风分离器下部的催化剂料腿返回各自流化床反应器沉降段下部的汽提段；d)第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入第二流化床反应器的底部；第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入再生器底部；e)进入再生器底部的待再生催化剂经再生器再生、汽提器汽提后，全部返回第一流化床反应器下部反应区、全部返回第二流化床反应器下部反应区或一部分返回第一流化床反应器下部反应区，一部分返回第二流化床反应器下部反应区。
上述技术方案中，所述第一流化床反应器和第二流化床反应器及再生器均为快速流化床；40～60％总甲醇重量从第一流化床反应器的底部进入反应区；所述催化剂为SAPO型分子筛，优选方案为SAPO-34分子筛；经再生器烧炭再生后的催化剂平均积炭量小于1％(重量)，优选方案为小于0.5％(重量)；再生器内的温度为550～700℃之间，优选方案为600～650℃；再生器内的压力以表压计为0～1MPa，优选方案为0.1～0.3MPa；第一流化床反应器和第二流化床反应器反应区的温度均为350～600℃，优选方案为425～500℃；第一流化床反应器和第二流化床反应器内的压力以表压计均为0～1MPa，优选方案为0.1～0.3MPa；第一流化床反应器和第二流化床反应器原料重量空速均为0.1～20小时-1，优选方案为3～8小时-1；第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分进入再生器底部，第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分进入第一流化床反应器底部；第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分返回第一流化床反应器底部，第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分返回第二流化床反应器底部。
在反应器进料中还可以非强制性地添加一定比例的稀释剂共同进料，稀释剂可以是低碳烷烃(甲烷、乙烷、丙烷等)、低碳醇(乙醇、正丙醇、异丙醇、正丁醇、异丁醇等)、CO、氮气、水蒸气、C4烃、单环芳烃等，其中，优选低碳烷烃、低碳醇、水蒸气，更优选低碳醇、水蒸气，最优选方案为水蒸气，稀释剂的量与原料的体积比在0.1～10∶1范围内调节。
由于甲醇分子量小，要达到上百万吨的甲醇处理规模所需的反应器体积相当大，再加上甲醇转化为低碳烯烃反应过程中可能会加入一定量的稀释剂用以提高低碳烯烃的选择性，这样要达到一定的处理规模，所需的反应器直径会更大，而反应器直径的增大对于气固流动分布、内构件、返混控制等方面的要求会更高。经计算，要实现100万吨/年的甲醇处理规模，单系列反应器的直径要达到10米以上。直径这么大的反应器，会使得反应器内的气固流动分布不均匀，返混程度加大，由于MTO反应为强放热反应，因此还会使得反应器内的温度梯度加大，这些因素都将严重影响产品选择性。另外，由于甲醇制烯烃反应的生焦率较低，而且还需要保证反应器内催化剂的平均积炭量在所需的水平上，造成反应-再生***内的催化剂循环量很小，对催化剂流量的控制要求很高。本发明采用一种流化床反应器***，设立两个流化床反应器，能够在单系列反应器直径较小的情况下实现较大的甲醇处理规模。由于两个反应器之间催化剂的交换，使得整个反应***内的催化剂积炭量调整更加灵活，在此基础上，可以提高再生器的烧炭强度，从而增大待生催化剂与再生催化剂的“碳差”，使得反应-再生***内的催化剂循环量变大，流量控制更加容易。
采用本发明的技术方案：第一流化床反应器和第二流化床反应器及再生器均为快速流化床；所述催化剂为SAPO型分子筛；经再生器烧炭再生后的催化剂平均积炭量小于1％(重量)，再生器内的温度为550～700℃之间，再生器内的压力以表压计为0～1MPa；第一流化床反应器和第二流化床反应器反应区的温度均为350～600℃，第一流化床反应器和第二流化床反应器内的压力以表压计均为0～1MPa，第一流化床反应器和第二流化床反应器原料重量空速均为0.1～20小时-1，低碳烯烃收率最高可达到77.13％(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为第一流化床反应器底部的进料管线；2为流化床反应器反应区；3为汽提段；4为流化床反应器的沉降段；5为反应器内旋风分离器；6为集气室；7为产品气出口；8为第一流化床反应器向第二流化床反应器中输送催化剂的管线；9为第二流化床反应器向第一流化床反应器中输送催化剂的管线；10为第一流化床反应器汽提段催化剂返回反应区下部的输送管线；11为第二流化床反应器汽提段的催化剂返回反应区2下部的输送管线；12为第二流化床反应器中汽提后待生催化剂进入再生器的输送管线；13为第二流化床反应器底部的进料管线；14为再生器的进料口；15为再生器再生区；16为流化床反应器的气固快速分离段；17为再生器再生区上部的气固快速分离段；18为再生器沉降段；19为再生器内旋风分离器；20为烟气排出口；21为再生催化剂返回第一流化床反应区的输送管线；22为再生催化剂返回第二流化床反应区的输送管线；23为反应***；24为再生催化剂汽提器。
甲醇分别从进料管线1和13进入第一流化床反应器和第二流化床反应器的反应区2，与催化剂接触生成含催化剂粉尘、乙烯、丙烯的物流，分别经各自反应器沉降段4中的旋风分离器5分离后，含乙烯、丙烯的气相从各自反应器顶部进入集气室6，从集气室6顶部的出口7排出进入后续的分离工段，分离出的催化剂粉尘沉降或从各自旋风分离器5下部的催化剂料腿返回各自流化床反应器沉降段4下部的汽提段3，经汽提后一部分催化剂通过管线12进入再生器再生区15底部，一部分催化剂通过管线8、9进入另一流化床反应器的底部，一部分催化剂通过管线10、11返回各自流化床反应器下部的反应区2。待再生的催化剂经再生器再生、汽提器24汽提后，一部分催化剂通过管线21返回第一流化床反应器下部反应区，一部分催化剂通过管线22返回第二流化床反应器下部反应区，生成的烟气经过再生器内的旋风分离器19分离后由烟气出口20排出。
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1～4】
在如图1所示的反应-再生装置中，再生器采用快速流化床，提升气体为空气，再生温度600℃。两个反应器均采用快速流化床，每个反应器内的气体表观速度均为1.2米/秒，反应温度为425℃，纯甲醇进料，其中40％(重量)进入第一流化床反应器，甲醇重量空速均为3小时-1，以表压计反应和再生压力均为0MPa。第一流化床反应器汽提段通过管线8与第二流化床反应器反应区相连，催化剂流量与管线12、10中的催化剂流量的重量比为1∶2∶3。第二流化床反应器汽提段通过管线9与第一流化床反应器反应区相连，催化剂流量与管线12、11中的催化剂流量的重量比为1∶2∶3。再生剂和待生剂的取样口分别位于管线21和管线12上，催化剂上碳含量的分析采用红外碳硫高速分析仪。将催化剂的循环量保持在一个合理的值，使得***运行稳定、控制方便，催化剂循环量与甲醇总进料质量流量之比为2。催化剂采用经喷雾干燥成型的SAPO-34改性催化剂。反应器出口产物采用在线气相色谱分析，实验结果见表1。
表1
 
实施例 再生区气相表观速度，米/秒 反应区内催化剂平均积炭量，％(重量) 再生剂积炭量，％(重量) 乙烯碳基收率，％(重量) 丙烯碳基收率，％(重量) 乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)
实施例1 0.2 2.81 0.05 36.83 39.56 76.39
实施例2 0.5 5.26 0.41 40.46 36.67 77.13
实施例3 1.0 5.81 0.97 42.34 32.43 74.77
实施例4 1.5 6.74 2.03 45.76 28.25 74.01
【实施例5～7】
按照实施例2所述的条件，只是改变再生器温度，实验结果见表2。
表2
 
参数 再生温度，℃ 反应区内催化剂平均积炭量，％(重量) 再生剂积炭量，％(重量) 乙烯碳基收率，％(重量) 丙烯碳基收率，％(重量) 乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)
实施例5 550 5.64 0.78 41.43 34.92 76.35
实施例6 650 5.12 0.13 40.65 35.29 75.94
实施例7 700 4.69 0.02 38.67 35.98 74.65
【实施例8～10】
按照实施例3所述的条件，只是改变反应器温度，实验结果见表3。
表3
 
参数 反应温度，℃         乙烯碳基收率，％(重量)       丙烯碳基收率，％(重量)       乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)           
实施例8 350 34.25 36.86 71.11
实施例9 500 45.87 30.93 76.8
实施例10 600 51.34 21.41 72.75
【实施例11～13】
按照实施例3所述的条件，只是改变各自反应器的甲醇重量空速，实验结果见表4。
表4
 
参数 甲醇重量空速，小时-1         乙烯碳基收率，％(重量)       丙烯碳基收率，％(重量)       乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)           
实施例11 0.12 40.21 31.57 71.78
实施例12 8.11 43.42 33.56 76.98
实施例13 19.45 44.27 27.16 71.43
【实施例14～16】
按照实施例3所述的条件，反应器与再生器采用同压操作，改变反应器、再生器的压力，实验结果见表5。
表5
 
参数 反应器和再生器的压力，Mpa                    乙烯碳基收率，％(重量)       丙烯碳基收率，％(重量)       乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)           
实施例14 0.1 40.64 33.66 74.3
实施例15 0.3 38.88 32.87 71.75
实施例16 1 35.87 31.65 67.52
【实施例17～19】
按照实施例3所述的条件，改变反应器内的催化剂类型，实验结果见表6。
表6
 
参数 催化剂类型 乙烯碳基收率，％(重量)       丙烯碳基收率，％(重量)       乙烯+丙烯碳基收率，％(重量)           
实施例17 SAPO-11 7.11 21.87 28.98
实施例18 SAPO-18 41.18 30.88 72.06
实施例19 SAPO-56 25.99 21.58 47.57
【实施例20】
按照实施例3所述的条件，甲醇进料中60％(重量)进入第一流化床反应器，甲醇重量空速均为3小时-1。管线8中的催化剂流量与管线12、10中的催化剂流量的重量比为2∶1∶1。管线9中的催化剂流量与管线12、11中的催化剂流量的重量比为2∶3∶1，实验结果为：乙烯碳基收率为43.14％(重量)丙烯碳基收率为32.15％(重量)，乙烯+丙烯碳基收率75.29％(重量)。

Claims (9)

1.一种由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，包括以下步骤：
a)10～90％总甲醇重量从第一流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成含催化剂粉尘、乙烯、丙烯的物流1；
b)余量的甲醇从第二流化床反应器的底部进入反应区，与催化剂接触生成含催化剂粉尘、乙烯、丙烯的物流2；
c)物流1和物流2分别经各自反应器沉降段中的旋风分离器分离后，含乙烯、丙烯的气相从各自反应器顶部排出进入后续的分离工段；从物流1和物流2中分别分离出的催化剂粉尘沉降或从各自旋风分离器下部的催化剂料腿返回各自流化床反应器沉降段下部的汽提段；
d)第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入第二流化床反应器的底部；第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后进入再生器底部；
e)进入再生器底部的待再生催化剂经再生器再生、汽提器汽提后，全部返回第一流化床反应器下部反应区、全部返回第二流化床反应器下部反应区或一部分返回第一流化床反应器下部反应区，一部分返回第二流化床反应器下部反应区。
2.根据权利要求1所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于第一流化床反应器、第二流化床反应器以及再生器均为快速流化床；40～60％总甲醇重量从第一流化床反应器的底部进入反应区；所述催化剂为SAPO型分子筛。
3.根据权利要求1所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于再生器内的温度为550～700℃之间，再生器内以表压计压力为0～1MPa，经再生器烧炭再生后的催化剂平均积炭量小于1％重量。
4.根据权利要求3所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于再生器内的温度为600～650℃，再生器内以表压计压力为0.1～0.3MPa，经再生器烧炭再生后的催化剂平均积炭量小于0.5％重量。
5.根据权利要求2所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于SAPO型分子筛为SAPO-34分子筛。
6.根据权利要求1所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于第一流化床与第二流化床反应器反应区的温度均为350～600℃，反应器内的压力以表压计均为0～1MPa，原料重量空速均为0.1～20小时-1之间。
7.根据权利要求6所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于第一流化床与第二流化床反应器反应区的温度均为425～500℃，反应器内的压力以表压计均为0.1～0.3MPa，原料重量空速均为3～8小时-1。
8.根据权利要求1所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分进入再生器底部；第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分进入第一流化床反应器底部。
9.根据权利要求1所述由甲醇或二甲醚生产乙烯和丙烯的方法，其特征在于第一流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分返回第一流化床反应器底部；第二流化床反应器沉降段下部的汽提段中的催化剂经汽提后部分返回第二流化床反应器底部。
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