CN105983455B

CN105983455B - 一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法

Info

Publication number: CN105983455B
Application number: CN201510041973.4A
Authority: CN
Inventors: 吴雷; 江盛阳; 余龙红; 程建民; 杨启业; 段丹; 黄泽川
Original assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Inc; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Priority date: 2015-01-28
Filing date: 2015-01-28
Publication date: 2019-10-08
Anticipated expiration: 2035-01-28
Also published as: CN105983455A

Abstract

本发明公开了一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应***的待生催化剂送入第一再生器与一再贫氧主风接触并进行一再再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；将所述半再生催化剂送入第二再生器与二再贫氧主风接触并进行二再再生；其中，以体积计，所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风的氧气含量均低于空气的氧气含量。本发明的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法与现有再生方法相比，该方法可以有效增加再生器体积，保证待生催化剂的烧焦时间和烧焦效果，还可以适应反应器不同的处理量和生焦量。

Description

一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法

技术领域

本发明涉及一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法。

背景技术

芳烃是一种重要的有机化工基础原料，其中苯、甲苯和二甲苯(包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯)用途十分广泛，其终端产品的应用包括合成树脂、合成纤维、合成橡胶、涂料、染料和医药等领域。随着我国经济社会发展，对芳烃的需求也日益增长，目前我国每年芳烃的消费量超过2000万吨，有一半需从国外进口。

苯、甲苯和二甲苯主要来源于石油化工工业，国内石油化工路线生产芳烃约占芳烃生产总量85％以上，生产技术主要包括：石脑油催化重整、乙烯裂解石脑油加氢抽提和低碳烃类芳构化等，其中石脑油催化重整芳烃产量约占石油化工路线芳烃产量80％，乙烯裂解石脑油加氢抽提芳烃产量约占16％。随着石油资源的日益枯竭，原油价格居高不下，给石油化工路线制取芳烃带来了较大的成本压力。我国的能源现状是多煤少油缺气，20世纪90年代以来伴随经济的持续增长，我国对外石油依赖度不断增加，1993年至1996年，我国对外石油依赖度基本在10％以内，到2000年首次超过30％，2007年达到50.5％，2013年达到57.39％，远超过国际上公认的30％警戒线。另一方面，我国煤炭资源丰富，近年来在国家政策支持下，煤制甲醇、二甲醚和乙二醇行业迅速发展，据统计2013年我国甲醇产量近2900万吨。因此，发展有机氧化物催化转化制芳烃技术以替代传统的石油化工路线，可以降低芳烃对石油原料的依赖度，对我国能源安全和芳烃生产行业有着重要的作用。

利用有机氧化物催化转化制芳烃的技术，早期由美国美孚石油公司提出，其1979年申请的专利US4156698A公开了利用含有分子筛的复合催化剂将C1-C4醇类或醚类化合物转化为低碳烯烃和芳烃的方法；1985年申请的专利US4590321A中提出了利用ZSM-5或ZSM-11等分子筛催化剂将C₂-C₁₂烷烃、C₂-C₁₂烯烃、C₁-C₅醇类和C₂-C₁₂醚类等非芳化合物转化为芳烃的工艺；美国专利US4686312A、US4724270A、US4822939A、US4822939A、US4049573A等也公开了在不同催化剂作用下甲醇或二甲醚制芳烃的方法。但这些美国专利的重点主要在于研究催化剂组成以及反应操作条件对芳烃转化率和选择性的影响，个别专利提出甲醇或二甲醚制芳烃的反应流程，但均没有明确提出有机氧化物制芳烃技术的反应再生***、反应再生方法以及反应器和再生器型式。

目前，国内也有多家研究院所对有机氧化物制芳烃技术进行研发，主要包括清华大学、中国科学院山西煤炭化学研究所、中国石化上海石油化工研究院、中国科学院大连化学物理研究所等。中国专利CN 1880288A公开了以甲醇为原料在改性ZSM-5分子筛催化剂作用下制芳烃的工艺，该专利将一段反应器甲醇芳构化气相产物冷却后分离出低碳烃类和液相产物，液相产物经萃取分离得到芳烃和非芳烃，低碳烃类进入二段反应器进一步芳构化，从而提高芳烃的总选择性。中国专利CN 101823929 B提出了一种甲醇或二甲醚制取芳烃的***和工艺，甲醇或二甲醚先在芳构化反应器反应，反应产物中氢气、甲烷、混合C₈芳烃和部分C₉₊烃类作为产品，C₂₊非芳烃和除混合C₈芳烃及部分C₉₊烃类之外的芳烃则会循环入另一个反应器进一步芳构化，提高芳烃的收率和选择性。中国专利CN 101607858 B、CN102190546 B、CN 102371176 B、CN 102371177 B等也分别公开了有机氧化物催化转化制芳烃工艺、有机氧化物催化转化制芳烃催化剂及制备方法。上述专利同样着重于考察不同催化剂组成以及稀有金属、稀土金属改性对芳构化过程的影响，CN 1880288A和CN 101823929B主要提出反应产物循环芳构化对芳烃收率的影响。

有机氧化物催化转化制芳烃反应产品除了苯、甲苯和二甲苯等芳烃外，还副产大量的水和乙烯、丙烯等低碳烯烃、C₅₊汽油及有机氧化物，气体量大，气体产品平均分子量小，反应工艺气的体积流量大；相应的，有机氧化物芳构化过程生焦率很低，只有重油催化裂化的十分之一左右，为降低催化剂的水热失活，有机氧化物催化转化制芳烃再生***采用不完全再生，再生烟气中含有CO，耗风指标低，因此，再生烟气体积流量小，反应器工艺气量约为再生器烟气量的8倍。因此，有机氧化物芳构化反应再生特点决定了反应器远大于再生器。

由于再生烟气量低，为保持再生器中催化剂的流化状态，再生器直径只有反应器直径的1/4～1/3；另一方面，有机氧化物催化转化制芳烃生产的焦炭特点决定了待生催化剂必须有足够的停留时间，才能完全烧掉待生催化剂夹带的焦炭，这又要求再生器体积必须足够大才行；从而使得再生器可能又细又长，密相床层高度很高，导致烧焦用主风出口压力增加、反应器和再生器立面布置存在困难等问题。

中国专利CN 103657744A公开了一种甲醇芳构化过程的催化剂再生器及再生方法，在多段再生流化床中轴向设置一个至多个横向多孔挡板，形成两个或多个堆积催化剂的密相区。在一个或多个催化剂密相区中设置换热器，控制各个密相区操作温度沿轴向(从低到高)逐渐降低的变温操作；同时在一个或多个催化剂密相区设置惰性气体注入点，注入氮气、氩气和氦气中的一种或多种，惰性气体体积为再生器烧焦用含氧气体体积的0.05～1倍，主要作用是脱除进入反应***再生催化剂上携带的再生烟气，减少反应器中CO2、CO和脂肪酸类副产物的生成。该发明注入惰性气体的注入量较少，对再生器体积影响不大。

发明内容

本发明的目的是提供一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法可以有效增加再生器体积，保证待生催化剂的烧焦时间和烧焦效果，还可以适应反应器不同的处理量和生焦量。

为了实现上述目的，本发明提供一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应***的待生催化剂送入第一再生器与一再贫氧主风接触并进行一再再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；将所述半再生催化剂送入第二再生器与二再贫氧主风接触并进行二再再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应***中；其中，以体积计，所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风的氧气含量均低于空气的氧气含量。

优选地，其中，所述有机氧化物为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种；所述催化剂为含有分子筛和载体的微球催化剂。

优选地，其中，控制所述一再再生的温度为500-700℃；控制所述二再再生的温度为600-800℃。

优选地，其中，控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重％；控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重％。

优选地，其中，该方法还包括：将空气与惰性气体混合，得到总贫氧主风，将所述总贫氧主风分成所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风；将所述一再贫氧主风送入所述第一再生器中，将所述二再贫氧主风送入所述第二再生器中；所述惰性气体为选自氮气、氩气、氦气、二氧化碳和烟气中的至少一种，所述烟气为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气、以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种。

优选地，其中，以相同压力下的体积计，控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体％，控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体％。

优选地，其中，以相同压力下的体积计，控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的35-45体％，控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的55-65体％。

优选地，其中，以体积计，所述总贫氧主风中，所述惰性气体的含量为大于0至99.9体％。

优选地，其中，根据所述一再再生的温度和/或所述二再再生的温度调整所述总贫氧主风的温度为100-1000℃。

优选地，其中，将所述一再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述二再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入第二再生器中用于再生；所述贫氧主风分布器为选自树枝状分布管、环式分布管、多孔式分布板和锥帽式分布环中的至少一种。

优选地，其中，并列设置所述第一再生器与所述第二再生器；通过至少一组两级旋风分离器将所述半再生催化剂与所述第一再生烟气分离并将所述第一再生烟气送出所述第一再生器；通过至少一组两级旋风分离器将所述再生催化剂与所述第二再生烟气分离并将所述第二再生烟气送出所述第二再生器。

优选地，其中，将从所述第一再生器送出的所述第一再生烟气与从所述第二再生器送出的所述第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。

优选地，上下重叠设置所述第一再生器与所述第二再生器且第一再生器设置在第二再生器上方，并且第一再生器与第二再生器的连接处被设置为仅允许夹带少量催化剂的气体通过；夹带少量再生催化剂的所述第二再生烟气被送入到所述第一再生器的底部，与所述一再贫氧主风一起用于所述第一再生器的所述一再再生。

优选地，其中，将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离后送出第一再生器。

本发明提供的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法具有如下优点：

1、向有机氧化物催化转化制芳烃再生***补充惰性气体，可以有效增加再生器体积和催化剂停留时间，保证待生催化剂的烧焦时间和烧焦效果，还可以适应反应器不同的处理量和生焦量；

2、有机氧化物催化转化制芳烃再生***补充惰性气体，再生器直径增大，可以减少催化剂密相床层高度，从而降低主风机的出口压力，使主风机的能耗降低；

3、维持旋风分离器的入口线速和分离效率，减少昂贵的芳构化催化剂跑损，降低操作成本；

4、设置总贫氧主风的加热器，可以满足开工需求，以及处理量和生焦量发生变化时再生器的热量平衡，维持第一再生器和第二再生器操作温度，确保催化剂再生效果。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明再生方法的一种具体实施方式所采用的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生***(即重叠式再生***)；

图2为本发明再生方法的另一种具体实施方式所采用的有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生***(即并列式再生***)。

附图标记说明

1 第一再生器 2 第二再生器 3 主风机 4 加热器

5 半再生斜管 6 半再生滑阀 7 贫氧主风分布器

8 贫氧主风分布器 9 一级旋风分离器 10 二级旋风分离器

11 空气 12 惰性气体 13 主风 14 总贫氧主风

15 一再贫氧主风 16 二再贫氧主风 17 烟气

18 第一再生烟气 19 第二再生烟气

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应***的待生催化剂送入第一再生器与一再贫氧主风接触并进行一再再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；将所述半再生催化剂送入第二再生器与二再贫氧主风接触并进行二再再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应***中；其中，以体积计，所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风的氧气含量均低于空气的氧气含量。

根据本发明，所述有机氧化物和用于有机氧化物催化转化制芳烃的催化剂均为本领域技术人员所熟知，例如，所述有机氧化物可以为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种；所述催化剂可以为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述分子筛优选为ZSM-5分子筛。

由于有机氧化物催化转化制芳烃催化剂在高温和高水蒸汽分压时水热失活较为明显，故所述第一再生器为采用第一含氧气体的贫氧操作，可以控制所述一再再生的温度为500-700℃，并且由于焦炭中氢的燃烧速度远远大于碳的燃烧速度，待生催化剂在第一再生器较为缓和的再生条件下，可烧掉焦炭中50重％-90重％的碳元素和60重％-100重％的氢元素，虽然大部分氢元素在第一再生器中烧掉变成水蒸汽，但由于烧焦温度较低，可以有效减小催化剂的水热失活。第二再生器为采用第二含氧气体的富氧操作，可以控制所述二再再生的温度为600-800℃，再生条件比第一再生器苛刻，由于焦炭中氢元素在第一再生器内基本燃烧完全，第二再生器可以在高温低水蒸汽分压的条件下将催化剂上10重％-50重％的碳元素和0重％-40重％的氢元素完全燃烧，以减少催化剂的水热失活，即可以控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重％，可以控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重％；并优选控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重％。

本发明的方法还可以包括：将空气与惰性气体混合，得到总贫氧主风，将所述总贫氧主风分成所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风；将所述一再贫氧主风送入所述第一再生器中，将所述二再贫氧主风送入所述第二再生器中；所述惰性气体可以为选自氮气、氩气、氦气、二氧化碳和烟气中的至少一种，所述烟气可以为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气、以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种。

根据本发明的一种具体实施方式，如图1所示，空气11经主风机3压缩后变成主风13，再与惰性气体12混合成总贫氧主风14；总贫氧主风14进加热器4升温后分成两路，一再贫氧主风15和二再贫氧主风16分别进入第一再生器1和第二再生器2烧焦；第一再生器1和第二再生器2烧焦后的烟气经旋风分离器回收夹带的催化剂后，流出第一再生器1。其中，惰性气体12的体积流量可以为主风13体积流量的0-100倍，以体积计，所述总贫氧主风中，所述惰性气体的含量可以为大于0至99.9体％，优选为10-70体％，并使得第一再生器1和第二再生器2的密相床层维持一定的藏量保证烧焦强度以及其内的气体流速为0.2-1.5m/s左右，保证催化剂的烧焦效果和流化状态良好；同时，由于补充了适量的惰性气体，可以控制一级旋风分离器9和二级旋风分离器10入口线速在适宜的范围内，维持旋风分离器的分离效率，减少催化剂跑损。以相同压力下的体积计，可以控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体％，可以控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体％；优选地，可以控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的35-45体％，可以控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的55-65体％。

由于有机氧化物催化转化制芳烃生焦率低，再生烧焦放出的热量少，烧焦放热可能低于再生器表面散热，尤其是规模较小的装置，再生器表面散热比率较大。为解决上述问题和开工时的装置加热问题，本发明设置加热器4，用于加热总贫氧主风14，并可以根据所述一再再生的温度和/或所述二再再生的温度调整所述总贫氧主风的温度为100-1000℃，以确保第一再生器1和第二再生器2的热量平衡。所述的加热器4可以为辅助燃烧室，燃烧介质可以包括但不限于选自柴油、燃料气和天然气中的至少一种，此外加热器4也可以为电加热器。

根据本发明，为保证用于再生的气体在第一再生器和第二再生器内分布均匀且与催化剂充分接触，以达到良好的烧焦效果和流化状态，可以将所述一再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述二再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入第二再生器中用于再生；所述贫氧主风分布器为本领域技术人员所熟知，可以为选自树枝状分布管、环式分布管、多孔式分布板和锥帽式分布环中的至少一种。

根据本发明，可以上下重叠设置所述第一再生器与所述第二再生器且第一再生器设置在第二再生器上方，并且第一再生器与第二再生器的连接处可以被设置为仅允许夹带少量催化剂的气体通过；所述第二再生烟气可以被送入到所述第一再生器的底部，与所述一再贫氧主风一起用于所述第一再生器的所述一再再生。另外，还可以将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离后送出第一再生器。所述旋风分离器为本领域技术人员所熟知，本发明不再赘述。一般一组两级旋风分离器包括串联的一个一级旋风分离器和一个二级旋风分离器；当设置多组两级旋风分离器时，一级旋风分离器和二级旋风分离器的数量一般相同，之间可以通过升气管一对一连接，也可以将多个一级旋风分离器的升气管汇合成一个集合管后，再与多个二级旋风分离器连接，二级旋风分离器的升气管均与集气室连接，所述集气室可以设在再生器的内部，也可以设在再生器的外部。

根据本发明的一种具体实施方式，如图1所示，当重叠式布置第一再生器1和第二再生器2时，第一再生器1在上部，第二再生器2在下部，两个再生器之间由低压降分布板连接；反应***来的含有焦炭的待生催化剂进入第一再生器1，与一再贫氧主风15逆流接触烧焦，烧掉绝大部分的氢和部分碳后，通过半再生斜管5进入第二再生器2下部，与二再贫氧主风16顺流接触烧焦，烧掉剩余焦炭中大部分碳和小部分氢；第二再生器2的烟气通过低压降分布板进入第一再生器1，与第一再生烟气混合后经一级旋风分离器9和二级旋风分离器10分离出绝大部分夹带的催化剂，然后进入后续能量回收***。

根据本发明，还可以并列设置所述第一再生器与所述第二再生器；同时可以通过至少一组两级旋风分离器将所述半再生催化剂与所述第一再生烟气分离并将所述第一再生烟气送出所述第一再生器；也可以通过至少一组两级旋风分离器将所述再生催化剂与所述第二再生烟气分离并将所述第二再生烟气送出所述第二再生器，然后还可以将从所述第一再生器送出的所述第一再生烟气与从所述第二再生器送出的所述第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。

根据本发明的另一种具体实施方式，如图2所示，当并列式布置第一再生器1和第二再生器2时，反应***来的含有焦炭的待生催化剂进入第一再生器1，与一再贫氧主风15逆流接触烧焦，烧掉绝大部分的氢和部分碳后，通过半再生斜管5输送至第二再生器2下部，与二再贫氧主风16顺流接触烧焦，烧掉剩余焦炭中大部分碳和小部分氢；第一再生器1富含CO的烟气18和第二再生器2含过剩氧的烟气19分别经过一级旋风分离器9和二级旋风分离器10分离出绝大部分夹带的催化剂后，进入混合燃烧烟道，CO和过剩氧气反应燃烧，烟气17进入后续能量回收***。

根据本发明，第一再生器的催化剂床层高度可以由半再生滑阀6控制，第二再生器催化剂床层高度可以由送至反应器的再生催化剂量控制。

下面的实施例将结合附图来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

如图1所示，本发明方法的一种具体实施方式所采用的有机氧化物催化转化制芳烃***为重叠式再生***，再生***主要包括第一再生器1、第二再生器2、主风机3、加热器4、半再生斜管5和半再生滑阀6，其中第一再生器1和第二再生器2重叠式布置，第一再生器1在上部，第二再生器2在下部，两个再生器之间由低压降分布板连接。

正常操作时，空气11经主风机3压缩后变成主风13，再与氮气12混合成总贫氧主风14；总贫氧主风14进加热器4升温变成后分成两路：一再贫氧主风15和二再贫氧主风16，分别进入第一再生器1和第二再生器2烧焦，第一再生器1和第二再生器2烧焦后的烟气经两级旋分分离器回收夹带的催化剂后，进入后续的能量回收***。

对于110吨/天甲醇制芳烃装置，根据反应器产品分布，生焦率为甲醇进料量的0.5重％-1.5重％，远低于常规催化裂化装置；为保证第一再生器1和第二再生器2的直径、体积以及一级旋风分离器9和二级旋风分离器10的入口线速，需要往主风13中补充适量的惰性气体(本实施例采用氮气)12，根据不同的生焦率，补充的惰性气体体积流量约为主风体积流量的2-10倍，以维持再生器密相床层线速约0.4-0.8m/s，两级旋风分离器入口线速15-20m/s，确保再生器内催化剂良好的烧焦效果和流化状态以及两级旋风分离器的分离效率。

为保证烧焦效果和减少催化剂水热失活，控制第一再生器1操作温度550℃-650℃，第二再生器2操作温度600℃-700℃。甲醇制芳烃再生器采用热壁设计，再生器外设有200mm厚保温层，根据烧焦放出的热量和再生器表面散热、以及再生器需要维持的温度，设置电加热器4对贫氧主风进行加热，将贫氧主风加热至800℃-1000℃。

贫氧主风自加热器4升温后分成两路，其中一再贫氧主风15流量占总贫氧主风14流量的35-45％；二再贫氧主风16流量占总贫氧主风14流量的55-65％。一再贫氧主风15由树枝状分布管7进入第一再生器底部，反应***来含有焦炭的待生催化剂进入第一再生器1中上部，待生催化剂与贫氧主风逆流接触烧焦，烧掉绝大部分的氢和部分碳后，半再生催化剂通过半再生斜管5进入第二再生器2下部，与第二贫氧主风16顺流接触烧焦，烧掉剩余焦炭中大部分碳和小部分氢，再生后的催化剂自第二再生器2上部返回反应***继续参与反应。第二再生器2的富含氧气的烟气通过低压降分布板进入第一再生器1，与一再贫氧主风混合参与烧焦，第一再生烟气经一级旋风分离器9和二级旋风分离器10分离出绝大部分夹带的催化剂，然后进入后续能量回收***。

从实施例1中可以看出，采用本发明的再生方法，除了已经说明的优点外，反应***来的待生催化剂积碳量0.5重％-1.2重％，烧焦后的再生催化积碳量0.05重％-0.1重％，再生催化剂活性和选择性满足甲醇芳构化反应要求。

Claims

1.一种有机氧化物催化转化制芳烃催化剂的再生方法，该方法包括：将来自有机氧化物催化转化制芳烃反应***的待生催化剂送入第一再生器与一再贫氧主风接触并进行一再再生，得到半再生催化剂和第一再生烟气；

将所述半再生催化剂送入第二再生器与二再贫氧主风接触并进行二再再生，得到再生催化剂和第二再生烟气；

将所述再生催化剂送回到有机氧化物催化转化制芳烃反应***中；

其中，以体积计，所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风的氧气含量均低于空气的氧气含量；

该方法还包括：将空气与氮气、氩气、氦气、二氧化碳和烟气中的至少一种混合，得到总贫氧主风，将所述总贫氧主风分成所述一再贫氧主风和所述二再贫氧主风；将所述一再贫氧主风送入所述第一再生器中，将所述二再贫氧主风送入所述第二再生器中；所述烟气为选自所述第一再生烟气、所述第二再生烟气、以及第一再生烟气和第二再生烟气的混合物经进一步燃烧后所得的气体中的至少一种；所述总贫氧主风中，与空气混合所用的氮气、氩气、氦气、二氧化碳和所述烟气的总含量为大于0且不超过99.9体%；

所述第二再生烟气被送入到所述第一再生器的底部，与所述一再贫氧主风一起用于所述第一再生器的所述一再再生；

控制所述半再生催化剂所含焦炭的氢元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的氢元素重量的0-40重%，控制所述半再生催化剂所含焦炭的碳元素重量为所述待生催化剂所含焦炭的碳元素重量的10-50重%；控制所述再生催化剂中焦炭的含量为0.01-0.1重%；控制所述一再再生的温度为500-700℃；控制所述二再再生的温度为600-800℃；

所述催化剂为含有分子筛和载体的微球催化剂，所述分子筛为ZSM-5分子筛。

2.根据权利要求1的再生方法，其中，所述有机氧化物为选自C₁-C₁₀醇类、C₂-C₁₂醚类和C₃-C₁₂酮类中的至少一种。

3.根据权利要求1的再生方法，其中，以相同压力下的体积计，控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体%，控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的5-95体%。

4.根据权利要求1的再生方法，其中，以相同压力下的体积计，控制所述一再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的35-45体%，控制所述二再贫氧主风的流量占所述总贫氧主风流量的55-65体%。

5.根据权利要求1的再生方法，其中，根据所述一再再生的温度和/或所述二再再生的温度调整所述总贫氧主风的温度为100-1000℃。

6.根据权利要求1的再生方法，其中，将所述一再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入所述第一再生器中用于再生，和/或将所述二再贫氧主风通过一个或多个贫氧主风分布器送入第二再生器中用于再生；所述贫氧主风分布器为选自树枝状分布管、环式分布管、多孔式分布板和锥帽式分布环中的至少一种。

7.根据权利要求1的再生方法，其中，并列设置所述第一再生器与所述第二再生器；通过至少一组两级旋风分离器将所述半再生催化剂与所述第一再生烟气分离并将所述第一再生烟气送出所述第一再生器；通过至少一组两级旋风分离器将所述再生催化剂与所述第二再生烟气分离并将所述第二再生烟气送出所述第二再生器。

8.根据权利要求7的再生方法，其中，将从所述第一再生器送出的所述第一再生烟气与从所述第二再生器送出的所述第二再生烟气混合后进行燃烧，得到燃烧烟气并进行能量回收。

9.根据权利要求1的再生方法，其中，上下重叠设置所述第一再生器与所述第二再生器且第一再生器设置在第二再生器上方，并且第一再生器与第二再生器的连接处被设置为仅允许夹带少量催化剂的气体通过；夹带少量再生催化剂的所述第二再生烟气被送入到所述第一再生器的底部，与所述一再贫氧主风一起用于所述第一再生器的所述一再再生。

10.根据权利要求9的再生方法，其中，将所述第一再生烟气通过至少一组两级旋风分离器与所述半再生催化剂分离后送出第一再生器。