CN114130313B - 将c3-c9烷烃转化芳烃的流化床连续反应再生***及方法 - Google Patents

将c3-c9烷烃转化芳烃的流化床连续反应再生***及方法 Download PDF

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Abstract

本发明公开了化学工艺过程及设备技术领域的基于C3‑C9烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***及方法，该***包括一个C3‑C9烷烃制芳烃的两段流化床(从下到上，具有第一，第二反应区分别控温，完成高温轻烃芳构化与中温烯烃芳构化功能，同时，在第二反应区低部设置液体芳烃(苯或和甲苯)的进料口，通过液体的汽化来控制第二反应区的温度)，以及一个用于催化剂再生的流化床。在二者之间的连接关系是两段流化床中的催化剂失活后，从第一反应区进入催化剂再生流化床中，进行再生后返回两段流化床的第一反应区；本发明***及方法具有烷烃转化率高、芳烃收率高，温度控制简单的特点。

Description

将C3-C9烷烃转化芳烃的流化床连续反应再生***及方法
技术领域
本明属于化学工艺过程及设备技术领域,具体涉及一种C3-C9烷烃制芳烃的流化床反应再生***、反应器与再生器的构造及方法。
背景技术
在石油化工加工过程中、新兴煤化工的费托合成以及煤制烯烃的分离过程中，常产生C3-C9烷烃的混合物。随着装置的扩大，其产量逐年升高。由于是混合物(如抽余油，轻石脑油)，异构体多，再分离困难，因此附加值不高。随着乙烯原料的轻质化以及燃用途过剩，再加上碳减排的压力，越来越需要给这类原料寻找新的加工渠道。
芳烃是重要的化工平台化合物，可以继续制备各种高功能的塑料，医药品与农药等精细化工产品，其产量不断提高，来源越来越广。传统上芳烃由石脑油重整而得，但通过使用更高的温度与金属分子筛双功能催化剂，可以把 C3-C9烷烃继续变为芳烃。目前仅有少量的技术将烷烃变为芳烃，且收率不高。原因在于烷烃转化为芳烃是高温强吸热反应，供热能耗大。同时，由于芳烃生成速率较慢，只要提高原料处理量，就会生成大量的烯烃中间体，存在着复杂与能耗很高的烷烃与烯烃分离问题。目前虽然也有甲醇制备芳烃的报道，但甲醇活性高，易转化，且是放热反应，反应温度没有烷烃芳构化苛刻。同时，甲醇转化体系含水，催化剂在高温下易水热脱铝，催化剂的再生方法也不同。
发明内容
本发明针对现有技术的不足，提供一种基于C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床反应器及相关流化床连续反应再生***及方法，在两段流化床中依次实现烷烃芳构化、烯烃芳构化功能；在催化剂再生流化床中实现催化剂再生功能，保证催化剂的寿命，并对烷烃芳构化反应区供热。而在烯烃芳构化区通入部分分离得到的液体苯或甲苯，即可以控制烯烃芳构化的温度，又可以强化烯烃芳构化效果；达到有效利用过程中各种温位的能量，简化反应器结构，使得过程可以连续操作的效果。
为了达到上述目的，本发明采用如下技术方案：
本发明提供的基于C3-C9烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***，该***包括C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)；所述 C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)从下到上包括完成烷烃芳构化功能的第一反应区(3)、完成烯烃芳构化功能的第二反应区4)；第一反应区(3)底部设置烷烃入口(7)以及失活催化剂出口(10)及再生后催化剂入口(11)；第二反应区(4)顶部设置产品气体出口(8)、新鲜催化剂入口(6)；第一反应区(3)和第二反应区4)间设置横向多孔分布板(5)；横向多孔分布板(5) 上部设置液体芳烃(苯或甲苯)的入口(9)；所述催化剂再生流化床(2)包括,下部的空气入口(14)；再生后催化剂出口(12)；上部的气体出口(15) 及失活催化剂入口(13)；所述芳构化反应器(1)的第一反应区(3)通过其失活催化剂出口(10)与催化剂再生流化床(2)通过其失活催化剂入口(13) 连通；催化剂再生流化床(2)通过其再生后催化剂出口(12)与芳构化反应器(1)的第一反应区(4)通过其再生后催化剂入口(11)连通。
此外，优选的方案是，所述第一反应区(3)与第二反应区(4)均不设置换热器。第一反应区(3)的温度由再生后催化剂携带高温热进行维持，温度520-570℃；第二反应器区(4)的温度由液体芳烃(苯或甲苯)经入口(9) 进入反应器进行汽化(吸热)进行调节，温度为450-500℃。
此外，优选的方案是，所述第一反应区(3)与第二反应区(4)中的催化剂，经过横向分布板(5)进行自动调节。
利用如上所述的连续反应再生***进行连续反应再生的方法，包括如下步骤：
1)将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
2)向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2) 中的温度达到600-720℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2) 中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高；
3)当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达 520-570℃时，通入烷烃类反应原料，气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
4)通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入苯或甲苯，通过汽化控制第二反应区的温度为450-500℃；反应后的产品气体从第二反应区(4) 顶部气体出口(6)出去，烷烃总转化率为70-100％(烃基)，芳烃收率为65-75％ (烃基)，进入后续分离***；
5)将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热；控制催化剂再生流化床(2)中的温度为600-720℃，将催化剂上的积炭完全去处；
6)再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)；调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在520-570℃；
7)将上述1)-6)步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
此外，优选的方案是，C3-C9烷烃制芳烃的催化剂为分子筛ZSM-5，Y分子筛，β分子筛，ZSM-12，MCM-22，MCM-41,SBA-15中的一种或多种，或为氧化物-分子筛双功能催化剂，其中氧化物包括氧化钼，氧化镓，氧化锌，氧化镧，氧化铬，氧化钍，氧化钨，氧化铈，氧化钇，氧化钌中的一种或多种，氧化物在催化剂中的质量分数为1-5％。
此外，优选的方案是，***的操作压力为0.1-1.0MPa，C3-C9烷烃的质量空速为：0.1-10kg烷烃/kg催化剂/小时。
此外，优选的方案是，C3-C9烷烃既可以是纯烷，也可以来源于轻石脑油，抽余油的混合物、煤化工的费托过程及煤制烯烃的分离后的副产品。原料的含硫量低于0.5％。
此外，优选的方案是，经液体芳烃入口(9)通入的苯、甲苯或二者的混合物，其摩尔数是第一反应区生成的烯烃的摩尔数的10％-50％。
此外，优选的方案是，第二反应区出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯的质量分数为70-85％
从上面的技术方案可知，本发明的有益效果为：
1、通过反应再生***的设置以及两段流化床上段液体汽化的控制方式，使得芳构化反应器不需要设置换热***，结构大大简化，制造成本与控制成本降低30％。同时不用担心换热***的泄露检修问题，年平均开工周期延长 5％，反应器检测次数下降60％。
2、在两段流化床上部喷入液体芳烃，既有效控制上段反应温度，也增加了烯烃芳构化的推动力，减轻了后续烯烃/烷烃分离负荷15％,节能 20-30％。同时可以调变芳烃产品组成，减少了苯，甲苯含量，提高二甲苯与三甲苯含量，降低分离能耗20-30％。
为了实现上述以及相关目的，本发明的一个或多个方面包括后面将详细说明的特征。下面的说明以及附图详细说明了本发明的某些示例性方面。然而，这些方面指示的仅仅是可使用本发明的原理的各种方式中的一些方式。此外，本发明旨在包括所有这些方面以及它们的等同物。
附图说明
通过参考以下结合附图的说明，并且随着对本发明的更全面理解，本发明的其它目的及结果将更加明白及易于理解。在附图中：
图1为根据本发明实施例的基于C3-C9烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***示意图。
图中1-C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床，2-催化剂再生流化床；3-第一反应区(烷烃芳构化)，4-第二反应区(烯烃芳构化)，5–横向多孔分布板,6-新鲜催化剂入口，7-烷烃入口，8-产品气体出口，9-液体芳烃入口，10-失活催化剂出口，11-再生后催化剂入口，12-再生后催化剂出口，13-失活催化剂入口， 14-空气入口，15--催化剂再生流化床气体出口。
在所有附图中相同的标号指示相似或相应的特征或功能。
具体实施方式
在下面的描述中，出于说明的目的，为了提供对一个或多个实施例的全面理解，阐述了许多具体细节。然而，很明显，也可以在没有这些具体细节的情况下实现这些实施例。
以下实例均是经过上述基本结构和方法进行的改进。
为了说明本发明提供的基于C3-C9烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***，图1示出了根据本发明实施例的基于C3-C9烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***的结构。
实施例1
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(2％氧化镓-3％氧化钇 -75％ZSM-5-20％β分子筛)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到600℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达520℃时，通入烷烃类反应原料(含C3-C9烷烃的抽余油,原料的含硫量低于0.5％)，质量空速为0.1kg/kg催化剂/小时，压力为1MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的10％)，通过汽化控制第二反应区的温度为 500℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6)出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为 70％。烷烃总转化率为70％(烃基)，芳烃收率为65％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为600℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在520℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
实施例2
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(3％氧化锌-0.3％氧化镧-1％氧化铬-24％ZSM-5-20％Y分子筛-51.7％SBA-15)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到720℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达570℃时，通入烷烃类反应原料(C3-C9烷烃，来自煤化工费托过程，原料的含硫量低于0.05％)，质量空速为2kg/kg催化剂/小时，压力为0.1MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入甲苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的50％)，通过汽化控制第二反应区的温度为 450℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6)出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为 85％。烷烃总转化率为100％(烃基)，芳烃收率为75％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为720℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在570℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
实施例3
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(1％氧化镓 -45％ZSM-22-20％MCM-41-34％MCM-22)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到650℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达550℃时，通入烷烃类反应原料(C5-C9烷烃的轻石脑油,原料的含硫量低于0.5％)，质量空速为1.5kg/kg催化剂/小时，压力为0.5MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入35％苯和65％甲苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的30％)，通过汽化控制第二反应区的温度为470℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6) 出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为75％。烷烃总转化率为90％(烃基)，芳烃收率为72％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为650℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在550℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
实施例4
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(2％氧化镓-2％氧化钨-76％ZSM-11-10％MCM-41-10％Y分子筛)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到680℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达555℃时，通入烷烃类反应原料(C5-C9烷烃,来自煤制烯烃过程，原料的含硫量低于0.05％)，质量空速为6.5kg/kg催化剂/小时，压力为0.3MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入50％苯和50％甲苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的35％)，通过汽化控制第二反应区的温度为475℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6) 出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为78％。烷烃总转化率为94％(烃基)，芳烃收率为74％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为680℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在555℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
实施例5
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(2％氧化镓-1％氧化钨-2％氧化钍-50％ZSM-5-45％Y分子筛)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到700℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达560℃时，通入烷烃类反应原料(C3-C5烷烃,来自石油化工过程，原料的含硫量低于0.4％)，质量空速为10kg/kg催化剂/小时，压力为1MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入75％苯和25％甲苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的40％)，通过汽化控制第二反应区的温度为460℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6) 出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为82％。烷烃总转化率为90％(烃基)，芳烃收率为68％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为700℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在560℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
实施例6
将C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)与催化剂再生流化床(2)用管道相连，构成完整的***；将C3-C9烷烃制芳烃的催化剂(0.2％氧化镓-0.2％氧化钼-1.6％氧化铈-2％氧化钌-96％β分子筛)装填入C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)和催化剂再生流化床(2)中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
向催化剂再生流化床(2)中通过热空气，使催化剂再生流化床(2)中的温度达到620℃。在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床(2)中的催化剂循环至C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中，逐渐将两段流化床的温度升高。
当C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床(1)中第一反应区(3)的温度达560℃时，通入烷烃类反应原料(C4-C8烷烃,来自石油化工过程，原料的含硫量低于0.3％)，质量空速为5kg/kg催化剂/小时，压力为0.8MPa,气体将催化剂携带至第二反应区(4)；
通过液体芳烃入口(9)向第二反应区(4)中通入90％苯和10％甲苯(其摩尔数是第一反应区出口产品中烯烃摩尔数的25％)，通过汽化控制第二反应区的温度为480℃；反应后的产品气体从第二反应区(4)顶部气体出口(6) 出去，C3-C9烷烃制芳烃的两段流化床1出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯含量为82％。烷烃总转化率为80％(烃基)，芳烃收率为72％(烃基)，进入后续分离***；
将两段流化床(1)中的第一反应区(4)的失活催化剂失活后，经失活催化剂出口(10)与失活催化剂入口(13)，进入催化剂再生流化床(2).失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热。控制催化剂再生流化床(2)中的温度为620℃，将催化剂上的积炭完全去除；
再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口(12)与第一反应区(3)的再生催化剂入口(11)，进入第一反应区(3)。
调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区(3)反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂在混合，保证第一反应区的温度在530℃；
将上述步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
如上参照附图以示例的方式描述了根据本发明提出的C3-C9烷烃制芳烃的流化床反应再生***、反应器与再生器的构造及方法。但是，本领域技术人员应当理解，对于上述本发明所提出的C3-C9烷烃制芳烃的流化床反应再生***、反应器与再生器的构造及方法，还可以在不脱离本发明内容的基础上做出各种改进。因此，本发明的保护范围应当由所附的权利要求书的内容确定。

Claims (7)

1.一种基于 C3 -C9 烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***，其特征在于，该***包括C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）和催化剂再生流化床（2）；所述 C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）从下到上包括完成烷烃芳构化功能的第一反应区（3）、完成烯烃芳构化功能的第二反应区（4）；第一反应区（3）底部设置烷烃入口（7）以及失活催化剂出口（10）及再生后催化剂入口（11）；第二反应区（4）顶部设置产品气体出口（8）、新鲜催化剂入口（6）；第一反应区（3）和第二反应区（4）间设置横向多孔分布板（5）；横向多孔分布板（5）上部设置液体芳烃入口（9）；经液体芳烃入口（9）通入苯、甲苯或二者的混合物，苯、甲苯或二者的混合物的摩尔数是第一反应区生成的烯烃的摩尔数的 10%-50%；所述催化剂再生流化床（2）包括,下部的空气入口（14）；再生后催化剂出口（12）；上部的气体出口（15）及失活催化剂入口（13）；所述两段流化床（1）的第一反应区（3）通过其失活催化剂出口（10）与催化剂再生流化床（2）通过其失活催化剂入口（13）连通；催化剂再生流化床（2）通过其再生后催化剂出口（12）与两段流化床（1）的第一反应区（3）通过其再生后催化剂入口（11）连通；其中，所述第一反应区（3）与第二反应区（4）均不设置换热器；第一反应区（3）的温度由再生后催化剂携带高温热进行维持，温度 520-570℃；第二反应区（4）的温度由经液体芳烃入口（9）进入反应器的苯、甲苯或二者的混合物进行汽化吸热进行调节，温度为 450-500℃。
2.根据权利要求 1 中所述的一种基于 C3 -C9 烷烃制芳烃的流化床连续反应再生***，其特征在于，所述第一反应区（3）与第二反应区（4）中的催化剂，经过横向多孔分布板（5）进行自动调节。
3.利用权利要求 1-2 任一项所述的连续反应再生***进行连续反应再生的方法，其特征在于，
1）将 C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）与催化剂再生流化床（2）用管道相连，构成完整的***；将 C3 -C9 烷烃制芳烃的催化剂装填入 C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）和催化剂再生流化床（2）中，先实现催化剂在***中的平稳循环流动；
2）向催化剂再生流化床（2）中通过热空气，使催化剂再生流化床（2）中的温度达到600-720℃；在保证***安全的气氛中，催化剂再生流化床（2）中的催化剂循环至 C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）中，逐渐将两段流化床的温度升高；
3）当 C3 -C9 烷烃制芳烃的两段流化床（1）中第一反应区（3）的温度达 520-570℃时，通入烷烃类反应原料，气体将催化剂携带至第二反应区（4）；
4）通过液体芳烃入口（9）向第二反应区（4）中通入苯或甲苯，通过汽化控制第二反应区的温度为 450-500℃；反应后的产品气体从第二反应区（4）顶部的产品气体出口（8）出去，烷烃总转化率为70-100%，以烃基计芳烃收率为 65-75%，进入后续分离***；
5）将两段流化床（1）中的第一反应区（3）的失活催化剂，经失活催化剂出口（10）与失活催化剂入口（13），进入催化剂再生流化床（2），失活催化剂上的积炭与空气接触并燃烧，放出大量的热，控制催化剂再生流化床（2）中的温度为 600-720℃，将催化剂上的积炭完全去除；
6）再生后的催化剂，携带大量高温热量，经再生后催化剂出口（12）与第一反应区（3）的再生后催化剂入口（11），进入第一反应区（3），调节再生后的高温催化剂的流量，使其携带的热量与第一反应区（3）反应吸收的热量，以及从第二反应区落下的部分温度较低的催化剂混合，保证第一反应区的温度在 520-570℃；
7）将上述 1）-6）步骤控制平稳，实现连续反应再生操作。
4.根据权利要求3所述的连续反应再生的方法，其特征在于， C3 -C9 烷烃制芳烃的催化剂为分子筛 ZSM-5，Y 分子筛，β分子筛，ZSM-12，MCM-22，MCM-41, SBA-15 中的一种或多种，或为氧化物-分子筛双功能催化剂，其中氧化物包括氧化钼，氧化镓，氧化锌，氧化镧，氧化铬，氧化钍，氧化钨，氧化铈，氧化钇，氧化钌中的一种或多种，氧化物在催化剂中的质量分数为 1-5%。
5.根据权利要求 3所述的连续反应再生的方法，其特征在于，***的操作压力为 0.1-1.0MPa，C3 -C9 烷烃的质量空速为：0.1-10 kg 烷烃/kg 催化剂/小时。
6.根据权利要求 3所述的连续反应再生的方法，其特征在于，C3 -C9 烷烃既可以是纯烷，也可以来源于轻石脑油，抽余油的混合物、煤化工的费托过程及煤制烯烃的分离后的副产品；原料的含硫量低于 0.5%。
7.根据权利要求 3所述的连续反应再生的方法，其特征在于，第二反应区出口的芳烃产品中，二甲苯与三甲苯的质量分数为 70-85%。
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