CN114752400A - 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法 - Google Patents

甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法 Download PDF

Info

Publication number
CN114752400A
CN114752400A CN202210351469.4A CN202210351469A CN114752400A CN 114752400 A CN114752400 A CN 114752400A CN 202210351469 A CN202210351469 A CN 202210351469A CN 114752400 A CN114752400 A CN 114752400A
Authority
CN
China
Prior art keywords
catalyst
regenerator
pipeline
agent
reactor
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN202210351469.4A
Other languages
English (en)
Inventor
闫庆亮
陈斌
许锐
陈海辉
黄令漫
胡斐
王泽予
王翔
刘洪伟
王志军
尉雪峰
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Guoneng Baotou Coal Chemical Co ltd
China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd
Original Assignee
Guoneng Baotou Coal Chemical Co ltd
China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Guoneng Baotou Coal Chemical Co ltd, China Shenhua Coal to Liquid Chemical Co Ltd filed Critical Guoneng Baotou Coal Chemical Co ltd
Priority to CN202210351469.4A priority Critical patent/CN114752400A/zh
Publication of CN114752400A publication Critical patent/CN114752400A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/54—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed
    • C10G3/55—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds
    • C10G3/57—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids characterised by the catalytic bed with moving solid particles, e.g. moving beds according to the fluidised bed technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/60—Controlling or regulating the processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G3/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oxygen-containing organic materials, e.g. fatty oils, fatty acids
    • C10G3/62—Catalyst regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4006—Temperature
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4012—Pressure
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)

Abstract

本发明涉及催化剂更换技术领域，公开了一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法，包括：连通甲醇进料管线的反应器，所述反应器连通装有待更换催化剂的再生器，所述再生器设置用于卸载催化剂的卸剂管线和用于加入新鲜替换催化剂的加剂管线，所述加剂管线连通载气供给单元。本发明采用多次间歇性替换方式通过长周期缓慢替换少量催化剂，逐渐将反应器和再生器的催化剂全部切换完，而不会导致催化剂的大规模磨损和跑损，可以有效的降低流化床催化剂的切换时间，并且不影响MTO装置的稳定运行，本发明填补了甲醇制低碳烯烃生产技术中关于在役装置流化床催化剂在线切换技术空白。

Description

甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法
技术领域
本发明涉及催化剂更换技术领域，具体地涉及一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法。
背景技术
甲醇制低碳烯烃(MTO)是指以甲醇为原料在高温和催化剂作用下生成低碳烯烃的化工技术。目前MTO装置反再两器中催化剂层床一般为固定床或者是流化床，固定床催化剂实际生产中催化剂很难在线切换，催化剂更换时需要装置停车后再更换催化剂，而流化床催化剂切换时存在反再两器压力波动，会造成催化剂大量跑损，由于不同催化剂理化性质存在差异，特别是催化剂骨架硬度不同，流化床中催化剂相互摩擦，也会造成催化剂磨损而产生大量的催化剂细粉而失活和跑损。
在煤化工行业尤其是煤制低碳烯烃快速发展的今天，不同厂家MTO催化剂应运而生，MTO装置存在催化剂更新换代的情况，而反再两器流化床催化剂在线切换成为了影响MTO装置技术提升一道难题。CN1066 99931A公开了一种气相法流化床在线催化剂切换方法，运用于乙烯聚合技术领域。向反应其中少量加入催化剂，将反应维持在较低的负荷，置换层床。此方法操作复杂，低负荷运行不能保证正常生产。CN211612638U公开了能够切换不同催化剂体系的乙烯聚合反应装置，此方法过程复杂，工艺、设备和流程繁琐，运行成本高。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术存在的甲醇制低碳烯烃不同型号催化剂切换，导致催化剂大量跑损和影响MTO装置的稳定运行的问题，提供一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法，具有降低催化剂磨损和跑损，降低流化床催化剂的切换时间，并且不影响MTO装置稳定运行的优势。
为了实现上述目的，本发明一方面提供一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置，该装置包括：
连通甲醇进料管线的反应器，所述反应器连通装有待更换催化剂的再生器，所述再生器设置用于卸载催化剂的卸剂管线、用于加入新鲜替换催化剂的加剂管线以及用于将催化剂循环返回反应器的循环剂管线，所述加剂管线连通载气供给单元。
优选地，所述加剂管线连通装有新鲜替换催化剂的加剂罐，所述加剂罐连通新鲜替换催化剂进料管线。
优选地，所述卸剂管线连通卸剂罐，所述卸剂罐连通负压***，用于将催化剂从所述再生器中抽吸至所述卸剂罐。
优选地，所述加剂罐连通所述负压***，用于将新鲜替换催化剂通过催化剂进料管线抽入所述加剂罐；
所述加剂罐通过设置控制阀的管路连通所述载气供给单元，用于使所述加剂罐升压以使新鲜替换催化剂能够进入所述再生器。
优选地，连通用于将催化剂循环返回反应器的循环剂管线的循环口和连通所述卸剂管线的卸剂口各自设置在所述再生器底部。
优选地，连通所述加剂管线的加剂口与所述卸剂口在高度方向的距离为1m-4m，进一步优选1m-3m。
优选地，所述负压***连通所述载气单元。
本发明另一方面提供一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换方法，该方法在本发明所述的装置中进行，包括以下：
1)新鲜替换催化剂随载气通过所述加剂管线送入在线运行的所述再生器，与其内装有的待更换催化剂的混合形成混合催化剂；
2)将步骤1)中所述混合催化剂通过所述循环剂管线送入所述反应器内反应，并循环往返于所述再生器和所述反应器之间；
3)循环过程中，通过所述卸剂管线将部分混合催化剂送出所述再生器；
4)多次重复上述步骤1)-3)，直至新鲜替换催化剂将待更换催化剂切换完成。
优选地，该方法还包括所述负压***将混合催化剂从所述再生器抽吸至所述卸剂罐；
所述负压***将新鲜替换催化剂从新鲜替换催化剂进料管线抽吸至所述加剂罐；
将所述新鲜替换催化剂送入所述再生器时，所述载气单元将所述加剂罐升压至0.2MP-0.5MPa，更优选为0.35Mpa-0.4Mpa。
优选地，步骤1)每次加入所述再生器2的催化剂的总量为1-10t，更优选3-7t。
优选地，步骤1)中进入所述再生器的加剂流量为0.2-2t/h，更优选0.8-1.2t/h。
优选地，步骤2)中混合催化剂循环往返于所述再生器和所述反应器之间的时间为0-48h，优选6h-12h。
优选地，步骤3)卸出的混合催化剂的量为所述再生器内催化剂1.67wt％-16.67wt％，优选5wt％-11.67wt％。
优选地，步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为1-7h，优选2.5-3.5h。
优选地，步骤4)中切换完成的条件：新鲜替换催化剂的含量与所述反应器内和所述再生器内的催化剂总量的比值大于90wt％。
优选地，所述反应器内和所述再生器内的催化剂总量为80t-120t，更优选为95t-105t。
优选地，步骤3)中控制流经所述卸剂管线的催化剂的温度为100℃-450℃，优选为250℃-350℃。
通过上述技术方案，本发明采用多次间歇性替换方式通过长周期缓慢替换少量催化剂，逐渐将反应器和再生器的催化剂全部切换完，而不会导致新的催化剂和被替换催化剂的大规模磨损和跑损，可以有效的降低流化床催化剂的总切换时间，并且不影响MTO装置的稳定运行，且新鲜替换催化剂首先进入再生器能够预热活化，有效利用了再生器的热量且不会增加更替催化剂的热载复合，有利于MTO反应的进行，本发明填补了甲醇制低碳烯烃生产技术中关于在役装置流化床催化剂在线切换技术空白。
附图说明
图1是本发明一种优选实施方式的甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置的流程结构示意图。
附图标记说明
1反应器；2再生器；3卸剂管线；4加剂管线；41加剂罐；5新鲜替换催化剂进料管线；31卸剂罐；6自动加料器。
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。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下、左、右”通常是指参考附图所示的上、下、左、右；“内、外”是指相对于各部件本身的轮廓的内、外。
如图1所示，本发明提供一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置，该装置包括：
连通甲醇进料管线的反应器1，所述反应器1连通装有待更换催化剂的再生器2，所述再生器2设置用于卸载催化剂的卸剂管线3、用于加入新鲜替换催化剂的加剂管线4以及用于将催化剂循环返回反应器1的循环剂管线，所述加剂管线4连通载气供给单元。
本发明的装置能够将新鲜替换催化剂先加入到再生器2中与其内的待更换催化剂混合后形成混合催化剂，进入反应器1参与甲醇制低碳烯烃的的反应过程，并在反应器和再生器之间反应-再生循环一段时间后，通过卸剂管线3将混合催化剂卸出一部分(此时混合催化剂中，待更换催化剂的比重大于新鲜替换催化剂，能够将大部分待更换催化剂卸出)；然后，再通过加剂管线加入新鲜替换催化剂，重复上述过程，通过少量多次的方式使得待更换催化剂被新鲜替换催化剂缓慢切换，新鲜替换催化剂的加剂量和混合催化剂的卸剂量相等或不相等。
此外，新鲜替换催化剂首先进入再生器能够预热活化，有效利用了再生器的热量且不会增加更替催化剂的热载复合，若加到反应器中，冷的新鲜替换催化剂直接会导致MTO反应温度骤降，影响反应***平稳，从机理考虑，新鲜催化剂在再生器内部会形成一定量的定碳有利于反应的进行(定碳适中，太多催化剂失活，太少不发生反应)；
本发明的装置能够在不停车的情况下对催化剂进行切换，且不会导致催化剂大规模磨损和跑损，能够有效的降低甲醇制低碳烯烃的生产成本和催化剂的总的切换时间，本发明填补了甲醇制低碳烯烃生产技术中关于在役装置流化床催化剂在线切换技术空白。
本发明中，所述加剂管线4连通装有新鲜替换催化剂的加剂罐41，所述加剂罐41连通新鲜替换催化剂进料管线5。
本发明中，所述卸剂管线3连通卸剂罐31，所述卸剂罐31连通负压***，用于将催化剂从所述再生器2中抽吸至所述卸剂罐31。采用前述优选具有反再***平稳，运行成本低且安全实用的优势。在本发明的一些实施例中，负压***设置为连通蒸气管线的蒸气气抽子。
本发明中，所述加剂罐41连通所述负压***，用于将新鲜替换催化剂通过催化剂进料管线5抽入所述加剂罐41；
所述加剂罐41通过设置控制阀的管路连通所述载气供给单元，用于使所述加剂罐41升压以使新鲜替换催化剂能够进入所述再生器2。通过负压***采用负压法将新鲜替换催化剂通过催化剂进料管线5抽入所述加剂罐41，然后通入载气将加剂罐升压至高于再生器2内的压力，利用正压法将新鲜替换催化剂送入再生器，采用前述正压法可以通过下料阀控制加剂的速度，且使用的输送介质较少，过程中对再生器压力影响较小，基本不会产生波动的优势。
根据本发明一种优选的实施方式，连通用于将催化剂循环返回反应器1的循环剂管线的循环口和连通所述卸剂管线3的卸剂口各自设置在所述再生器2底部。
卸剂口设置在所述再生器2底部优先将底部死区的部分的待更换催化剂置换掉，由于两种催化剂的物理性质不同，被置换的待更换催化剂运行一段时间内在底部沉积的量更大优势。
根据本发明一种优选的实施方式，优选地，连通所述加剂管线4的加剂口与所述卸剂口在高度方向的距离为1m-4m，更优选1m-3m。
采用前述优选可以有效的使得新鲜替换催化剂直接加到密相区，利于催化剂的掺混和置换。
本发明中，所述负压***连通所述载气单元。
本发明提供一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换方法，该方法在本发明所述的装置中进行，包括一下步骤：
1)新鲜替换催化剂随载气通过所述加剂管线4送入在线运行的所述再生器2，与其内装有的待更换催化剂的混合形成混合催化剂；
2)将步骤1)中所述混合催化剂通过所述循环剂管线送入所述反应器1内反应，并循环往返于所述再生器2和所述反应器1之间；
3)循环过程中，通过所述卸剂管线3将部分混合催化剂送出所述再生器2；
4)多次重复上述步骤1)-3)，直至新鲜替换催化剂将待更换催化剂切换完成。
本发明将新鲜替换催化剂先加入到再生器2中与其内的待更换催化剂混合后形成混合催化剂，进入反应器1参与甲醇制低碳烯烃的的反应过程，并在反应器和再生器之间反应-再生循环一段时间后，通过卸剂管线3将混合催化剂卸出一部分(此时混合催化剂中，待更换催化剂的比重大于新鲜替换催化剂，能够将大部分待更换催化剂卸出)；然后，再通过加剂管线4加入新鲜替换催化剂，重复上述过程，通过少量多次的方式使得待更换催化剂被新鲜替换催化剂缓慢切换，新鲜替换催化剂的加剂量和混合催化剂的卸剂量相等或不相等。
此外，新鲜替换催化剂首先进入再生器能够预热活化，有效利用了再生器的热量且不会增加更替催化剂的热载复合，若加到反应器中，冷的新鲜替换催化剂直接会导致MTO反应温度骤降，影响反应***平稳，从机理考虑，新鲜催化剂在再生器内部会形成一定量的定碳有利于反应的进行(定碳适中，太多催化剂失活，太少不发生反应)；
本发明采用多次间歇性替换方式通过长周期缓慢替换少量催化剂，逐渐将反应器和再生器的催化剂全部切换完，而不会导致新的催化剂和被替换催化剂的大规模磨损和跑损，可以有效的降低流化床催化剂的总切换时间，并且不影响MTO装置的稳定运行，本发明填补了甲醇制低碳烯烃生产技术中关于在役装置流化床催化剂在线切换技术空白。
在本发明的一些实施例中，每次执行步骤1)-3)后间隔一定时间再重复执行下次步骤1)-3)，即定期执行上述切换过程，时间间隔为3天-15天，最优为6天-7天，如此能够利于新鲜替换催化剂和待更换催化剂的掺混和置换。
本发明中，该方法还包括所述负压***将混合催化剂从所述再生器2抽吸至所述卸剂罐31；采用前述优选利于反再***平稳，运行成本低且安全实用。
所述负压***将新鲜替换催化剂从新鲜替换催化剂进料管线5抽吸至所述加剂罐41；
将所述新鲜替换催化剂送入所述再生器2时，所述载气单元将所述加剂罐41升压至0.2MPa-0.5MPa，优选为0.35Mpa-0.4Mpa。
采用前述优选具有在加剂过程中，压差较好利于正压法加剂，随着加剂的实施，催化剂罐的压降较小，不会对加剂***造成影响的优势。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤1)每次加入所述再生器2的催化剂的总量为1-10t，优选3-7t。采用前述优选具有置换最优，对生产装置运行影响较低，对催化的活性影响较低的优势。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤1)中进入所述再生器2的加剂流量为0.2-2t/h，优选0.8-1.2t/h。采用前述优选对生产装置运行影响较低，对催化的活性影响较低利于反再***催化剂的掺混和置换。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤2)中混合催化剂循环往返于所述再生器2和所述反应器1之间的时间为0-48h，优选6h-12h。如此能够利于新鲜替换催化剂和待更换催化剂的掺混和置换。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤3)每次卸出的混合催化剂的量为所述再生器内催化剂1.67wt％-16.67wt％，优选5wt％-11.67wt％。通过少量多次的方式使得待更换催化剂被新鲜替换催化剂缓慢切换，能够避免催化剂的大规模磨损和跑损且对生产装置运行影响较低。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为1-7h，优选2.5-3.5h。能够在保证置换效率的同时保护卸剂管线和卸剂罐不因卸出催化剂温度过高而损坏。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤4)中控制流经所述卸剂管线3的催化剂的温度为100℃-450℃，优选为250℃-350℃。需要说明的是，卸剂时需要通过控制卸剂流量来调控温度以避免损坏卸剂管线，例如通过控制设置在卸剂管线上的阀门的开度来调控温度。
根据本发明一种优选的实施方式，步骤3)中切换完成的条件：新鲜替换催化剂的含量占所述反应器1内和所述再生器2内的催化剂总量的比值大于90wt％。
根据本发明一种优选的实施方式，所述反应器1内和所述再生器2内的催化剂总量为80t-120t，优选为95t-105t。
本发明中，所述载气为惰性气体(例如氮气)和/或甲醇制低碳烯烃过程中产生的蒸气。
在本发明的一些实施例中，该装置包括用于控制催化剂自动切换的控制单元，控制单元包括：
用于将加剂罐41的新鲜替换催化剂自动加入所述再生器2的自动加料器6；
所述自动加料器6的出料口连通所述再生器2且进料口连通加剂罐41，所述自动加料器6连通所述载气供给单元；
可以理解的是，控制单元采用plc控制器控制，物料通道上的阀门可以设置为电磁阀，plc控制器电连接每个电磁阀和自动加料器，plc控制器可设置相应程序，以精确控制加剂量和加剂周期，节省人力物力成本。
本发明中，自动加料器6的出料口连通所述加料管线4。
本发明中，所述控制***包括安装控制程序的控制装置，所述控制装置电连接所述自动加料器6、所述再生器2和所述载气单元。
需要说明的是，本发明根据需要可以增加控制阀、管道、仪表等常用零件，并且控制阀或仪表等电子器件可根据需要电连接plc控制装置，对此本发明不详细描述。
本发明中，待更换催化剂和新鲜替换催化剂为代称，主要指的是在再生过程中，进行替换再生，例如待更换催化剂和新鲜替换催化剂为相同的待再生催化剂，例如待更换催化剂和新鲜替换催化剂为UOP-MTO催化剂或中科MTO催化剂，也可以为不同种类的待再生催化剂，例如待更换催化剂和新鲜替换催化剂为中科MTO催化剂、UOP-MTO催化剂、山东江岳MTO催化剂、正大MTO催化剂、神华一代或二代MTO催化剂。
需要说明的是，MTO催化剂是以SAPO-34为模板，基本结构是一致的。
下面通过实施例和对比例对本发明做进一步阐述，但本发明的装置和方法并不仅限于此。
以下实施例在图1所示的甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置中进行，该装置包括：
连通甲醇进料管线的反应器1，反应器连通装有UOP-MTO催化剂(购自UOP厂以SAPO-34为模板的催化剂)的再生器2，再生器设置卸剂管线3、加剂管线4和循环剂管线，加剂管线连通载气供给单元和装有中科MTO催化剂(购自中科厂以SAPO-34为模板的催化剂)的加剂罐41，加剂罐连通新鲜替换催化剂进料管线5、负压***和载气供给单元，卸剂管线3连通卸剂罐31，卸剂罐31连通负压***，负压***连通所述载气单元；
甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换方法包括：
1)中科MTO催化剂随氮气通过所述加剂管线4送入在线运行的所述再生器2，与其内装有的UOP-MTO催化剂混合形成混合催化剂；
2)将步骤1)中所述混合催化剂通过所述循环剂管线循环往返于所述再生器2和所述反应器1之间；
3)循环过程中，通过所述卸剂管线3将部分混合催化剂送出所述再生器2；
4)多次重复上述步骤1)-3)，直至中科MTO催化剂将UOP-MTO催化剂切换完成。
实施例1
加剂口距离卸剂口1m，载气单元将加剂罐41升压至0.38MPa，步骤1)每次加入所述再生器2的中科MTO催化剂的总量为4t，加剂流量为0.6t/h，步骤2)中混合催化剂循环往返于再生器2和反应器1之间的时间为7h，步骤3)每次卸出的混合催化剂的量为再生器2内催化剂的3wt％，步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为7h，反应器1内和所述再生器2内的催化剂总量为100t，流经卸剂管线3的催化剂的温度为100℃；中科MTO催化剂的损失率为9.4％。
实施例2
加剂口距离卸剂口3m，载气单元将加剂罐41升压至0.2MPa，步骤1)每次加入所述再生器2的中科MTO催化剂的总量为8t，加剂流量为0.2t/h，步骤2)中混合催化剂循环往返于再生器2和反应器1之间的时间为24h，步骤3)每次卸出的混合催化剂的量为再生器2内催化剂的15wt％，步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为2h，反应器1内和所述再生器2内的催化剂总量为80t，流经卸剂管线3的催化剂的温度为300℃；中科MTO催化剂损失率为15.2％。
实施例3
加剂口距离卸剂口2m，载气单元将加剂罐41升压至0.5MPa，步骤1)每次加入所述再生器2的中科MTO催化剂的总量为2t，加剂流量为2t/h，步骤2)中混合催化剂循环往返于再生器2和反应器1之间的时间为48h，步骤3)每次卸出的混合催化剂的量为再生器2内催化剂的15wt％，步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为2h，反应器1内和所述再生器2内的催化剂总量为120t，流经卸剂管线3的催化剂的温度为450℃；中科MTO催化剂的损失率为13.1％。
实施例4
与实施例1不同的是：步骤1)每次加入所述再生器2的中科MTO催化剂的总量为5t；中科MTO催化剂的损失率为3.4％。
实施例5
与实施例1不同的是：加剂流量为1.2t/h；中科MTO催化剂的损失率4.2％。
对比例1
采用现有技术的设备将总藏量100t，分成4次置换，每次置换25t，先向再生器加中科MTO催化剂25t，再卸出25tUOP-MTO催化剂，控制总藏量100t，运行2天，后重复置换4次；中科MTO催化剂的损失率约50％，且会有大量的催化剂磨损变成小颗粒跑损至后路***。
通过上述对比说明，本发明可以有效的降低新鲜替换催化剂损失率，可以降至3.4％，有效降低甲醇制烯烃催化剂单耗，直接降低装置运行成本，并且本发明填补了甲醇制低碳烯烃生产技术中关于在役装置流化床催化剂在线切换技术空白。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个具体技术特征以任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。但这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置，其特征在于，该装置包括：
连通甲醇进料管线的反应器(1)，所述反应器(1)连通装有待更换催化剂的再生器(2)，所述再生器(2)设置用于卸载催化剂的卸剂管线(3)、用于加入新鲜替换催化剂的加剂管线(4)以及用于将催化剂循环返回反应器(1)的循环剂管线，所述加剂管线(4)连通载气供给单元。
2.根据权利要求1所述的装置，其中，所述加剂管线(4)连通装有新鲜替换催化剂的加剂罐(41)，所述加剂罐(41)连通新鲜替换催化剂进料管线(5)；
和/或
所述卸剂管线(3)连通卸剂罐(31)，所述卸剂罐(31)连通负压***，用于将催化剂从所述再生器(2)中抽吸至所述卸剂罐(31)。
3.根据权利要求2所述的装置，其中，所述加剂罐(41)连通所述负压***，用于将新鲜替换催化剂通过催化剂进料管线(5)抽入所述加剂罐(41)；
所述加剂罐(41)通过设置控制阀的管路连通所述载气供给单元，用于使所述加剂罐(41)升压以使新鲜替换催化剂能够进入所述再生器(2)。
4.根据权利要求2或3所述的装置，其中，
连通用于将催化剂循环返回反应器(1)的循环剂管线的循环口和连通所述卸剂管线(3)的卸剂口各自设置在所述再生器(2)底部；
优选地，连通所述加剂管线(4)的加剂口与所述卸剂口在高度方向的距离为1m-4m，更优选1m-3m。
5.根据权利要求2-4中任意一项所述的装置，其中，所述负压***连通所述载气单元。
6.一种甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换方法，其特征在于，该方法在权利要求1-5中任意一项所述的装置中进行，包括以下步骤：
1)新鲜替换催化剂随载气通过所述加剂管线(4)送入在线运行的所述再生器(2)，与其内装有的待更换催化剂的混合形成混合催化剂；
2)将步骤1)中所述混合催化剂通过所述循环剂管线循环往返于所述再生器(2)和所述反应器(1)之间；
3)循环过程中，通过所述卸剂管线(3)将部分混合催化剂送出所述再生器(2)；
4)多次重复上述步骤1)-3)，直至新鲜替换催化剂将待更换催化剂切换完成。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，该方法还包括所述负压***将混合催化剂从所述再生器(2)抽吸至所述卸剂罐(31)；
所述负压***将新鲜替换催化剂从新鲜替换催化剂进料管线(5)抽吸至所述加剂罐(41)；
将所述新鲜替换催化剂送入所述再生器(2)时，所述载气单元将所述加剂罐(41)升压至0.2MPa-0.5MPa，优选为0.35MPa-0.4MPa。
8.根据权利要求6或7所述的方法，其中，步骤1)每次加入所述再生器(2)的催化剂的总量为1-10t，优选3-7t；
进一步优选加剂流量为0.2-2t/h，更进一步优选0.8-1.2t/h；
和/或
步骤2)中混合催化剂循环往返于所述再生器(2)和所述反应器(1)之间的时间为0-48h，优选6h-12h。
9.根据权利要求6-8中任意一项所述的方法，其中，
步骤3)每次卸出的混合催化剂的量为所述再生器内催化剂1.67wt％-16.67wt％，优选5wt％-11.67wt％；
和/或
步骤3)每次卸出的混合催化剂的时间为1-7h，优选2.5-3.5h；
和/或
步骤4)中切换完成的条件：新鲜替换催化剂的含量占所述反应器(1)内和所述再生器(2)内的催化剂总量的比值大于90wt％。
10.根据权利要求6-9中任意一项所述的方法，其中，所述反应器(1)内和所述再生器(2)内的催化剂总量为80t-120t，优选为95t-105t；
和/或
步骤3)中控制流经所述卸剂管线(3)的催化剂的温度为100℃-450℃，优选为250℃-350℃。
CN202210351469.4A 2022-04-02 2022-04-02 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法 Pending CN114752400A (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202210351469.4A CN114752400A (zh) 2022-04-02 2022-04-02 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202210351469.4A CN114752400A (zh) 2022-04-02 2022-04-02 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN114752400A true CN114752400A (zh) 2022-07-15

Family

ID=82328702

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202210351469.4A Pending CN114752400A (zh) 2022-04-02 2022-04-02 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN114752400A (zh)

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102276394A (zh) * 2010-06-11 2011-12-14 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃过程中反应-再生***切断时的卸剂停车方法
CN106311361A (zh) * 2015-06-24 2017-01-11 神华集团有限责任公司 催化剂活化与在线更新***及方法
WO2017202041A1 (zh) * 2016-05-25 2017-11-30 上海交通大学 一种由甲醇催化脱水制备丙烯的***和方法
CN107698502A (zh) * 2017-10-12 2018-02-16 浙江工业大学 一种由3‑氰基吡啶连续化水解生产烟酰胺的方法
CN108786672A (zh) * 2017-04-27 2018-11-13 中国科学院大连化学物理研究所 甲醇和/或二甲醚与苯制对二甲苯联产低碳烯烃的装置及方法
CN110548458A (zh) * 2019-09-30 2019-12-10 河北美邦工程科技股份有限公司 一种气液相催化反应***及其使用方法
US20220081373A1 (en) * 2020-09-16 2022-03-17 Indian Oil Corporation Limited Fluidized Bed Dehydrogenation Process For Light Olefin Production

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102276394A (zh) * 2010-06-11 2011-12-14 中国石油化工股份有限公司 甲醇制烯烃过程中反应-再生***切断时的卸剂停车方法
CN106311361A (zh) * 2015-06-24 2017-01-11 神华集团有限责任公司 催化剂活化与在线更新***及方法
WO2017202041A1 (zh) * 2016-05-25 2017-11-30 上海交通大学 一种由甲醇催化脱水制备丙烯的***和方法
CN108786672A (zh) * 2017-04-27 2018-11-13 中国科学院大连化学物理研究所 甲醇和/或二甲醚与苯制对二甲苯联产低碳烯烃的装置及方法
CN107698502A (zh) * 2017-10-12 2018-02-16 浙江工业大学 一种由3‑氰基吡啶连续化水解生产烟酰胺的方法
CN110548458A (zh) * 2019-09-30 2019-12-10 河北美邦工程科技股份有限公司 一种气液相催化反应***及其使用方法
US20220081373A1 (en) * 2020-09-16 2022-03-17 Indian Oil Corporation Limited Fluidized Bed Dehydrogenation Process For Light Olefin Production

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
《力学词典》编辑部: ""基本有机合成工厂装备"", 中国大百科全书出版社出版发行, pages: 361 *

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN111056949B (zh) 连续反应、再生、活化制苯胺反应装置及反应方法
CN112427052A (zh) 一种提高中抽法体外再生工艺树脂分离度的***及方法
CN111269127A (zh) 一种亚硝酸甲酯再生段硝酸净化工艺和装置
CN114752400A (zh) 甲醇制低碳烯烃流化床催化剂在线切换装置及其方法
CN106699931A (zh) 一种气相法流化床在线催化剂切换方法
CN102407170B (zh) 固定床反应器催化剂器内多段同时烧焦装置及其工艺
CN101935267A (zh) 乙炔氢氯化无汞催化剂流化床连续化反应再生装置及工艺
CN1111444C (zh) 一种循环的流化***
CN111804311B (zh) 一种持续保持环己烯生产用催化剂性能的方法
CN102309948A (zh) 一种沸腾床催化剂在线加注方法
CN109179315B (zh) 一种级联式液态有机储氢***及控制方法
CN111876205A (zh) 一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺
CN202506377U (zh) 一种高低并列甲醇制烯烃反再设备
CN109135801B (zh) 催化裂化方法和装置
CN109776333A (zh) 2,5-二氯硝基苯无溶剂合成2,5-二氯苯胺的工艺及反应装置
CN113351225A (zh) 费托合成铁基催化剂的活化方法和费托合成催化剂活化***
CN207430247U (zh) 一种防止铵盐结晶沉积垢下腐蚀的注水分布器
CN212120024U (zh) 一种苯加氢催化剂连续再生***
CN208542168U (zh) 环己酮氨肟化法制备环己酮肟的连续添加催化剂装置
CN218281783U (zh) 一种连续离子交换装置
CN110841722B (zh) 一种用于氯乙烯合成的无汞催化剂钝化工艺
CN105983379A (zh) 一种有机氧化物催化转化制芳烃装置的开工方法
CN103242890A (zh) 一种催化裂化装置补充催化剂的加料方法
CN218609308U (zh) 一种新型1,4-丁炔二醇反应器
CN209890565U (zh) 一种裂解炉自动加焦装置

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination