一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法
【專利摘要】本發明公開了一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法，該方法包括：將來自有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統的待生催化劑送入第一再生器與第一含氧氣體接觸并在500?650℃下進行第一再生，得到半再生催化劑和第一再生煙氣；將半再生催化劑送入第二再生器與第二含氧氣體接觸并在600?750℃下進行第二再生，得到再生催化劑和第二再生煙氣，將再生催化劑送回到有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統中；其中，并列布置第一再生器和第二再生器。本發明的有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法與現有再生方法相比，不僅更加安全，而且催化劑水熱失活和跑損率都較低。
【專利說明】
一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法
技術領域
[0001]本發明涉及一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法。
【背景技術】
[0002]芳烴是一種重要的有機化工基礎原料，其中苯、甲苯和二甲苯(包括鄰二甲苯、間二甲苯和對二甲苯)用途十分廣泛，其終端產品用于合成樹脂、合成纖維、合成橡膠、涂料、染料和醫藥等領域。隨著我國經濟社會發展，對芳烴的需求也日益增長，目前我國每年芳烴的消耗量超過2000萬噸，但是有一半需從國外進口。
[0003]苯、甲苯和二甲苯主要來源于石油化工工業，國內石油化工路線生產的芳烴約占芳烴生產總量85%以上，生產技術主要包括:石腦油催化重整、乙烯裂解石腦油加氫抽提和低碳烴類芳構化等，其中石腦油催化重整芳烴產量約占石油化工路線芳烴產量的80%，乙烯裂解石腦油加氫抽提芳烴產量約占16%。隨著石油資源的日益枯竭，原油價格居高不下，給石油化工路線制取芳烴帶來了較大的成本壓力。我國的能源現狀是多煤少油缺氣，20世紀90年代以來伴隨經濟的持續增長，我國對外石油依賴度不斷增加，1993年至1996年，我國對外石油依賴度基本在10%以內，到2000年首次超過30%，2007年達到50.5%, 2013年達到57.39%，遠超過國際上公認的30%警戒線。然后，我國煤炭資源豐富，近年來在國家政策支持下，煤制甲醇、二甲醚和乙二醇等行業迅速發展，據統計2013年我國甲醇產量近2900萬噸。因此，發展有機氧化物催化轉化制芳烴技術以替代傳統的石油化工路線，可以降低芳烴對石油原料的依賴度，對我國能源安全和芳烴生產行業有著重要的作用。
[0004]利用有機氧化物催化轉化制芳烴的技術，最早由美國美孚石油公司提出，其1979年申請的專利US4156698 A公開了利用含有分子篩的復合催化劑將C1-Cjf類或醚類化合物轉化為低碳烯烴和芳烴的方法；1985年申請的專利US4590321 A中公開了利用ZSM-5或ZSM-1l等分子篩催化劑將C2-C12烷烴、C2-C12烯烴、C ^C5醇類和C2-C12醚類等非芳烴化合物轉化為芳烴的工藝；美國專利 US4686312 A、US4724270 A、US4822939 A、US4822939 A 和US4049573 A等也公開了在不同催化劑作用下甲醇或二甲醚制芳烴的方法。但這些美國專利的重點主要在于研究催化劑組成以及反應操作條件對芳烴轉化率和選擇性的影響，個別專利提出甲醇或二甲醚制芳烴的反應流程，但均沒有明確提出有機氧化物制芳烴技術的反應再生系統、反應再生方法以及反應器和再生器型式。
[0005]目前，國內也有多家研究院所對有機氧化物制芳烴技術進行研發，主要包括清華大學、中國科學院山西煤炭化學研究所、中國石化上海石油化工研究院和中國科學院大連化學物理研究所等。中國專利CN 1880288A公開了以甲醇為原料在改性ZSM-5分子篩催化劑作用下制芳烴的工藝，該專利將一段反應器甲醇芳構化氣相產物冷卻后分離出低碳烴類和液相產物，液相產物經萃取分離得到芳烴和非芳烴，低碳烴類進入二段反應器進一步芳構化，從而提高芳烴的總選擇性。中國專利CN 101823929 B提出了一種甲醇或二甲醚制取芳烴的系統和工藝，甲醇或二甲醚先在芳構化反應器反應，反應產物中氫氣、甲烷、混合C8芳烴和部分C 9+烴類作為產品，C 2+非芳烴和除混合C s芳烴及部分C 9+烴類之外的芳烴則會循環到另一個反應器進行進一步芳構化，提高芳烴的收率和選擇性。中國專利CN101607858B、CN 102190546B、CN 102371176 B和CN 102371177 B等也分別公開了有機氧化物催化轉化制芳烴工藝和有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑及制備方法。上述專利同樣著重于考察不同催化劑組成以及稀有金屬、稀土金屬改性對芳構化過程的影響，CN 1880288A和CN 101823929 B主要提出反應產物循環芳構化對芳烴收率的影響，但這些專利仍未涉及有機氧化物制芳烴的反應再生系統。
[0006]中國專利CN 101244969 A公開了一種連續芳構化與催化劑再生的裝置及其方法，該裝置包括一個芳構化流化床與一個催化劑連續再生的流化床及設置在兩個流化床之間的用于催化劑輸送的管道和固體輸送裝置，但該專利并未提出再生系統的具體形式，并且存在一些問題:再生器只設一級氣固分離系統，催化劑回收率低，造成昂貴的催化劑跑損嚴重；再生器型式為單段床層再生，為保證催化劑再生效率，再生溫度最高可達750°C，由于催化劑夾帶的焦炭中含有部分氫，燃燒后生成水，在高溫和水蒸汽作用下催化劑水熱失活嚴重，導致催化劑活性降低；再生器取熱方式為內取熱，并且只設置一根取熱盤管，當盤管爆裂時取熱介質大量竄入再生器，會導致再生器壓力迅速升高，嚴重時甚至會引起爆炸。
【發明內容】
[0007]本發明的目的是提供一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法，該方法克服了現有有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑再生方法的問題，一方面能夠降低催化劑的失活，減少催化劑的跑損，另一方面還能夠大大增加再生系統的安全性。
[0008]為了實現上述目的，本發明提供一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法，該方法包括:將來自有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統的待生催化劑送入第一再生器與第一含氧氣體接觸并在500-650°C的再生溫度下進行第一再生，得到半再生催化劑和第一再生煙氣；其中控制所述半再生催化劑所含焦炭的氫元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的氫元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化劑所含焦炭的碳元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的碳元素重量的10-50重％ ；
[0009]將所述半再生催化劑送入第二再生器與第二含氧氣體接觸并在600-750°C的再生溫度下進行第二再生，得到再生催化劑和第二再生煙氣；
[0010]將所述再生催化劑送回到有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統中。
[0011]優選地，其中，并列布置所述第一再生器與所述第二再生器。
[0012]優選地，其中，所述第一再生器貧氧操作，以體積計，控制所述第一再生煙氣中一氧化碳和二氧化碳的比例為0.2-3，所述第二再生器富氧操作，控制所述第二再生煙氣中氧氣的含量為0.5-15體％。
[0013]優選地，其中，所述有機氧化物為選自C1-C1。醇類X2-C12醚類和C3-C12酮類中的至少一種；所述催化劑為含有分子篩和載體的微球催化劑。
[0014]優選地，其中，所述第一含氧氣體為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種，所述第二含氧氣體為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種；其中所述煙氣為選自所述第一再生煙氣、所述第二再生煙氣以及第一再生煙氣和第二再生煙氣的混合物經進一步燃燒后所得的氣體中的至少一種。
[0015]優選地，其中，將所述第一含氧氣體預熱后送入所述第一再生器中用于再生，和/或將所述第二含氧氣體預熱后送入第二再生器中用于再生。
[0016]優選地，其中，將所述第一含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或將所述第二含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入第二再生器中用于再生。
[0017]優選地，其中，將所述第一再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述半再生催化劑分離。
[0018]優選地，其中，從所述第一再生器中取出一部分催化劑進入外取熱器取熱，然后將該外取熱后的催化劑送入所述第二再生器中進行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中。
[0019]優選地，其中，通過控制所述外取熱器的取熱量來調整所述第一再生器的再生溫度和/或所述第二再生器的再生溫度。
[0020]優選地，其中，將所述半再生催化劑通過自重和/或提升風送入所述第二再生器中。
[0021]優選地，其中，將所述半再生催化劑通過提升風送回所述第一再生器密相床層中。
[0022]優選地，其中，將所述第二再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述再生催化劑分離。
[0023]優選地，其中，以重量計并以催化劑的總重量為基準，控制所述再生催化劑中焦炭的含量為0.01-0.1重％。
[0024]優選地，其中，將從所述第一再生器送出的第一再生煙氣與從所述第二再生器送出的第二再生煙氣混合后進行燃燒，得到燃燒煙氣并進行能量回收。
[0025]優選地，其中，將所述燃燒煙氣進一步脫除所夾帶的催化劑。
[0026]本發明提供的有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法具有如下優點:
[0027]1、能夠滿足有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑再生的要求，保證反應所需的再生催化劑含碳量和活性，適合于有機氧化物催化轉化制芳烴的工業化連續生產；
[0028]2、本發明的再生方法將待生催化劑依次經過第一再生器和第二再生器進行再生，第一再生器在低溫貧氧操作下再生，能夠除去催化劑中絕大部分氫，降低催化劑的高溫水熱失活，第二再生器在高溫富氧操作下再生，能夠除去催化劑中殘余的碳，保證催化劑的活性，同時可降低燒焦用含氧氣體用量和含氧氣體壓縮機耗功；
[0029]3、本發明并列布置兩個再生器，對大型化、超大型化裝置的方案選擇具有更多的靈活性；
[0030]4、兩個再生器均設置至少一組兩級旋風分離器，同時設置煙氣除塵裝置，能夠高效率地回收煙氣中夾帶的催化劑，降低催化劑的損耗，并減少煙氣排放帶來的環境污染；
[0031]5、相比于內取熱器，本發明設置的外取熱器，不僅能夠取走催化劑燒焦放出的熱量，控制第一再生器和第二再生器溫度在適宜范圍內，確保燒焦效果，減少催化劑的水熱失活，而且還能夠大大增加再生系統的安全性。
[0032]本發明的其他特征和優點將在隨后的【具體實施方式】部分予以詳細說明。
【附圖說明】
[0033]附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的【具體實施方式】一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。在附圖中:
[0034]圖1是本發明方法的一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統；
[0035]圖2是本發明方法的另一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統；
[0036]圖3是本發明方法的進一步的一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統。
[0037]附圖標記說明
[0038]I第一再生器2第二再生器3混合燃燒煙道4外取熱器5煙氣除塵器
[0039]6第一輔助燃燒室7第二輔助燃燒室8含氧氣體分布管9再生斜管
[0040]10含氧氣體分布環11 一再一級旋風分離器12—再二級旋風分離器
[0041]13 —再一級升氣管14 一再一級料腿15—再一級翼閥
[0042]16 —再二級升氣管17—再二級料腿18—再二級翼閥
[0043]19 一再集氣室20 —再煙道21外取熱器上斜管22流化介質分布管
[0044]23外取熱器下斜管24外取熱器下滑閥25半再生斜管
[0045]26半再生滑閥27半再生提升管28 二再一級旋風分離器
[0046]29 二再二級旋風分離器30 二再一級升氣管31 二再一級料腿
[0047]32 二再一級翼閥33 二再二級升氣管34 二再二級料腿
[0048]35 二再二級翼閥36 二再集氣室37 二再煙道38待生斜管
[0049]39外取熱器催化劑提升管
【具體實施方式】
[0050]以下結合附圖對本發明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的【具體實施方式】僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。
[0051]本發明提供一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法，該方法包括:將來自有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統的待生催化劑送入第一再生器與第一含氧氣體接觸并在500-650°C的再生溫度下進行第一再生，得到半再生催化劑和第一再生煙氣；其中控制所述半再生催化劑所含焦炭的氫元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的氫元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化劑所含焦炭的碳元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的碳元素重量的10-50重％ ;將所述半再生催化劑送入第二再生器與第二含氧氣體接觸并在600-750°C的再生溫度下進行第二再生，得到再生催化劑和第二再生煙氣；將所述再生催化劑送回到有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統中。其中，本發明優選并列布置所述第一再生器和所述第二再生器。
[0052]由于有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑在高溫和高水蒸汽分壓時水熱失活較為明顯，故所述第一再生器為采用第一含氧氣體的貧氧操作，再生溫度為500-650°C，并且由于焦炭中氫的燃燒速度遠遠大于碳的燃燒速度，待生催化劑在第一再生器較為緩和的再生條件下，可燒掉焦炭中50重％ -90重％的碳元素和60重％ -100重％的氫元素，雖然大部分氫元素在第一再生器中燒掉變成水蒸汽，但由于燒焦溫度較低，可以有效減小催化劑的水熱失活。第二再生器為采用第二含氧氣體的富氧操作，再生溫度為600-750°C，再生條件比第一再生器苛刻，由于焦炭中氫元素在第一再生器內基本燃燒完全，第二再生器可以在高溫低水蒸汽分壓的條件下將催化劑上10重％ -50重％的碳元素和O重％ -40重％的氫元素完全燃燒，以減少催化劑的水熱失活。
[0053]根據本發明，所述第一再生器中進行的所述第一再生是指進行貧氧操作，即控制第一再生煙氣中不含有氧氣，而含有一定比例的一氧化碳；所述第二再生器中進行的所述第二再生是指富氧操作，即控制第二再生煙氣中含有過剩的氧氣，一氧化碳全部轉化為二氧化碳。優選地，以體積計，可以控制所述第一再生煙氣中一氧化碳和二氧化碳的比例為
0.2-3，可以控制所述第二再生煙氣中氧氣的含量為0.5-15體％。當所述待生催化劑進行第二再生后，以重量計并以催化劑的總重量為基準，可以控制所述再生催化劑中焦炭的含量為 0.01-0.1 重％。
[0054]根據本發明，所述有機氧化物為本領域技術人員所熟知，可以為選自C1-C1。醇類、C2-C12醚類和C3-C12酮類中的至少一種；所述有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑也為本領域技術人員所熟知，可以為含有分子篩和載體的微球催化劑，所述分子篩優選為ZSM-5分子篩。
[0055]根據本發明，所述第一含氧氣體和所述第二含氧氣體均為含氧氣體，本發明對其氧氣含量、氣體組成和來源并沒有具體限制，只要能夠達到所述貧氧操作和所述富氧操作的目的即可。例如，所述第一含氧氣體可以為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種，所述第二含氧氣體也可以為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種；其中所述煙氣可以為選自所述第一再生煙氣、所述第二再生煙氣以及第一再生煙氣和第二再生煙氣的混合物經進一步燃燒后所得的氣體中的至少一種。
[0056]根據本發明，正常操作時，可以將所述第一含氧氣體直接送入所述第一再生器中用于再生，也可以將所述第二含氧氣體直接送入所述第二再生器中用于再生。在開工時或者兩個再生器溫度下降時，可以通過將所述第一含氧氣體預熱后送入所述第一再生器中用于再生，和/或將所述第二含氧氣體預熱后送入第二再生器中用于再生，從而提高再生器的溫度。所述預熱的方式是本領域技術人員所熟知的，例如可以將用于再生的氣體在輔助燃燒室或電加熱器等設備中進行預熱。
[0057]根據本發明，為保證用于再生的氣體在第一再生器和第二再生器內分布均勻且與催化劑充分接觸，以達到良好的燒焦效果和流化狀態，可以將所述第一含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或可以將所述第二含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入第二再生器中用于再生。其中，所述含氧氣體分布環上應該至少設置I個耐磨短管；所述含氧氣體分布管一般米用樹枝狀分布管，每個樹枝狀的分支管上也應該至少設置I根耐磨短管，因此含氧氣體分布管對氣體的分布效果一般要優于含氧氣體分布環。本發明中，由于大部分用于再生的氣體從第二再生器底部進入且第二再生煙氣不進入第一再生器，所以第一再生器和第二再生器優選設置含氧氣體分布管。
[0058]根據本發明，為了回收煙氣中夾帶的催化劑，減少催化劑跑損，可以將所述第一再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述半再生催化劑分離，也可以將所述第二再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述再生催化劑分離。所述旋風分離器為本領域技術人員所熟知，本發明不再贅述。根據本發明的【具體實施方式】，所述第一再生器和/或第二再生器可以設置一組或多組兩級旋風分離器。一般一組兩級旋風分離器包括串聯的一個一級旋風分離器和一個二級旋風分離器；當設置多組兩級旋風分離器時，一級旋風分離器和二級旋風分離器的數量一般相同，之間可以通過升氣管一對一連接，也可以將多個一級旋風分離器的升氣管匯合成一個集合管后，再與多個二級旋風分離器連接，二級旋風分離器的升氣管均與集氣室連接，所述集氣室可以設在再生器的內部，也可以設在再生器的外部。
[0059]根據本發明，由于第一再生器和第二再生器的溫度控制對催化劑的熱穩定性和活性起著重要作用，而再生燒焦會放出大量熱，為維持再生器溫度，可以從所述第一再生器中取出一部分催化劑進入外取熱器取熱，然后將該外取熱后的催化劑送入所述第二再生器中進行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中，其中，可以將所述半再生催化劑通過提升風送回所述第一再生器密相床層中。本發明所述外取熱器是本領域技術人員所熟知的，本發明可以至少設置一個外取熱器，每個外取熱器可以設置至少一組取熱管束，每組管束都可以單獨切除，當其中一組管束爆管時不會影響外取熱器和再生系統的操作；所述外取熱器的底部還可以設置至少一個流化介質分布管，所述流化介質分布管可以采用樹枝狀分布管，流化介質可以包括但不限于選自空氣、蒸汽、氮氣、煙氣和其他惰性氣體中的至少一種。進一步地，本發明還可以通過控制所述外取熱器的取熱量來調整所述第一再生器的再生溫度和/或所述第二再生器的再生溫度，即通過外取熱器下滑閥控制催化劑循環量或通過調整流化介質流量，實現取熱負荷0-100%調節，從而實現第一再生器和/或第二再生器的溫度控制。
[0060]根據本發明的一種【具體實施方式】，由于第一再生器和第二再生器為并列式布置，因此可以將所述半再生催化劑通過自重和/或提升風送入所述第二再生器中。根據兩個再生器相對標高的不同，半再生催化劑由第一再生器向第二再生器的輸送方式有兩種:當第一再生器底部比第二再生器底部高較多時，半再生催化劑可以直接由半再生斜管通過自重自流至第二再生器的底部；當第一再生器的底部比第二再生器的底部要低或者相同甚至略高一點時，半再生催化劑由半再生斜管流至半再生提升管，再利用半再生提升管中的提升風輸送半再生催化劑至第二再生器底部，所述提升風可以包括但不限于選自主風、氮氣和蒸汽中的至少一種。
[0061]根據本發明，由于第二再生煙氣中含有過剩氧氣，第一再生煙氣中含有一氧化碳，因此可以將從所述第一再生器送出的所述第一再生煙氣與從所述第二再生器送出的所述第二再生煙氣混合后進行燃燒，得到燃燒煙氣并進行能量回收。這不僅可以提高混合煙氣的溫度，有利于后續系統回收熱量，降低了含氧氣體用量和含氧氣體風機耗功，同時可避免煙氣排放時CO濃度過高帶來的環境污染。
[0062]根據本發明，第一再生器和第二再生器中煙氣分別經過至少一組兩級旋風分離器分離后仍可能夾帶少量催化劑，因此可以將所述燃燒煙氣進一步脫除所夾帶的催化劑。在本發明的一種【具體實施方式】中，可以設置煙氣除塵器進一步回收催化劑細粉，以降低催化劑成本。所述煙氣除塵器內可以設置旋風分離器或過濾器。所述旋風分離器內可以設置至少一根旋風分離器或旋風分離單管，所述過濾器可以分區周期性地進行反吹，確保過濾器總體壓差波動不大。分離催化劑后的煙氣可以輸送至能量回收系統，回收的催化劑可以自煙氣除塵器底部輸送至再生器或送出裝置。
[0063]下面將結合附圖提供本發明的【具體實施方式】，從而進一步說明本發明，但是本發明并不因此而受到任何限制。
[0064]本發明方法的一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統如圖1所示。
[0065]第一再生器I和第二再生器2為并列式布置，且第二再生器2的標高比第一再生器I高。有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統來的待生催化劑首先通過待生斜管38進入第一再生器I上部，第一含氧氣體經第一輔助燃燒室6預熱后從第一再生器I下部的含氧氣體分布環10進入，與待生催化劑逆流燒焦。部分催化劑經外取熱器上斜管21進入外取熱器4經來自流化介質分布管22的流化介質取熱后，經外取熱器下斜管23進入半再生提升管27中，其中，外取熱器下滑閥24用來控制取熱后催化劑的流量。高溫的半再生催化劑自第一再生器I底部經半再生斜管25流出，經過半再生滑閥26控制流量后，與經外取熱器4取熱后的低溫催化劑混合，通過半再生提升管27中的提升風將混合后的半再生催化劑輸送至第二再生器2的底部。第二含氧氣體經第二輔助燃燒室7預熱后從含氧氣體分布管8進入第二再生器2的底部，與半再生催化劑順流燒焦，所得再生催化劑自第二再生器2密相床的上部由再生斜管9返回反應系統。
[0066]第一再生煙氣通過一再一級旋風分離器11和一再一級升氣管13進入一再二級旋風分離器12分離出絕大部分夾帶的催化劑，經過分離的第一再生煙氣通過一再二級升氣管16、一再集氣室19和一再煙道20進入混合燃燒煙道3 ;所分離的催化劑分別經過一再一級料腿14、一再一級翼閥15和一再二級料腿17、一再二級翼閥18返回第一再生器I中。第二再生煙氣通過二再一級旋風分離器28、二再一級升氣管30進入二再二級旋風分離器29分離出絕大部分夾帶的催化劑，經過分離的第二再生煙氣通過二再二級升氣管33、二再集氣室36和二再煙道37進入混合燃燒煙道3中；所夾帶的催化劑分別經過二再一級料腿31、二再一級翼閥32和二再二級料腿34、二再二級翼閥35返回第二再生器2中。混合煙氣進入混合燃燒煙道3燃燒后，進入煙氣除塵器5進一步回收催化劑。
[0067]本發明方法的另一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統如圖2所示。
[0068]圖2與圖1的區別在于，從第一再生器I中取出的部分高溫催化劑經過外取熱器4取熱后經過外取熱器催化劑提升管39進入第一再生器I的密相床中。
[0069]本發明方法的進一步的一種【具體實施方式】所采用的有機氧化物催化轉化制芳烴的再生系統如圖3所示。
[0070]圖3與圖2的區別在于，第一再生器I和第二再生器2為并列式布置，但是第二再生器2的標高比第一再生器I低，因此從第一再生器I中輸送出的半再生催化劑可以通過自重自流至第二再生器2的底部。
[0071]下面將通過實施例對本發明進行進一步說明，但是本發明并不因此而受到限制。
[0072]本發明實施例的再生系統如圖1所示，有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統中的有機氧化物為工業甲醇，催化劑采用ZSM-5分子篩催化劑，反應系統來的待生催化劑焦炭含量為0.8重％左右。其中，第一再生器I中第一含氧氣體為壓縮空氣，控制再生溫度為590°C左右，頂部壓力為0.205MPa (g)，第一再生煙氣中CO與0)2體積比為0.35左右，控制半再生催化劑所含焦炭的氫元素重量為待生催化劑所含焦炭的氫元素重量的10重％左右，控制半再生催化劑所含焦炭的碳元素重量為待生催化劑所含焦炭的碳元素重量的35重％左右，開工時第一輔助燃燒室6的溫度為750°C，正常時第一輔助燃燒室6溫度與第一含氧氣體溫度一致；第二再生器中第二含氧氣體為壓縮空氣，控制再生溫度為640°C左右，第二再生煙氣中氧氣含量為1.5體％左右，開工時第二輔助燃燒室7的溫度為750°C，正常時第二輔助燃燒室7溫度與第二含氧氣體溫度一致。混合燃燒煙道中，燃燒煙氣的溫度為700°C左右，煙氣除塵器5采用第三級旋風分離器進行進一步回收催化劑，所回收的催化劑送回反應器中繼續參與反應，所排放的煙氣達到國家排放標準。外取熱器4采用1.0MPa(g)、250°C的蒸汽作為流化介質。通過外取熱器下滑閥24控制催化劑循環量或通過調整流化介質流量，實現取熱負荷0-100%調節，從而實現第一再生器I和第二再生器2的溫度控制。
[0073]采用上述有機氧化物催化轉化制芳烴的催化劑再生方法，正常連續運轉時，再生催化劑中焦炭含量可穩定維持0.05重％以下，再生催化劑活性和BTX(苯-甲苯-二甲苯混合物，應為Benzene-Toluene-Xylene，簡稱輕質芳經)選擇性能夠滿足有機氧化物催化轉化制芳烴的要求，處理每噸有機氧化物催化劑消耗小于0.5kg，再生催化劑跑損率遠低于現有工業催化劑再生時的跑損率。
【主權項】
1.一種有機氧化物催化轉化制芳烴催化劑的再生方法，該方法包括:將來自有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統的待生催化劑送入第一再生器與第一含氧氣體接觸并在500-650°C的再生溫度下進行第一再生，得到半再生催化劑和第一再生煙氣；其中控制所述半再生催化劑所含焦炭的氫元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的氫元素重量的0-40重％，控制所述半再生催化劑所含焦炭的碳元素重量為所述待生催化劑所含焦炭的碳元素重量的10-50重％ ； 將所述半再生催化劑送入第二再生器與第二含氧氣體接觸并在600-750°C的再生溫度下進行第二再生，得到再生催化劑和第二再生煙氣； 將所述再生催化劑送回到有機氧化物催化轉化制芳烴反應系統中。2.根據權利要求1的方法，其中，并列布置所述第一再生器與所述第二再生器。3.根據權利要求1的方法，其中，所述第一再生器貧氧操作，以體積計，控制所述第一再生煙氣中一氧化碳和二氧化碳的比例為0.2-3，所述第二再生器富氧操作，控制所述第二再生煙氣中氧氣的含量為0.5-15體％。4.根據權利要求1的方法，其中，所述有機氧化物為選自C1-C1。醇類、C2-C12醚類和C3-C12酮類中的至少一種；所述催化劑為含有分子篩和載體的微球催化劑。5.根據權利要求1的方法，其中，所述第一含氧氣體為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種，所述第二含氧氣體為選自空氣、煙氣、氧氣、空氣+氮氣和氧氣+氮氣中的至少一種；其中所述煙氣為選自所述第一再生煙氣、所述第二再生煙氣以及第一再生煙氣和第二再生煙氣的混合物經進一步燃燒后所得的氣體中的至少一種。6.根據權利要求1的方法，其中，將所述第一含氧氣體預熱后送入所述第一再生器中用于再生，和/或將所述第二含氧氣體預熱后送入第二再生器中用于再生。7.根據權利要求1的方法，其中，將所述第一含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入所述第一再生器中用于再生，和/或將所述第二含氧氣體通過含氧氣體分布環或含氧氣體分布管送入第二再生器中用于再生。8.根據權利要求1的方法，其中，將所述第一再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述半再生催化劑分離。9.根據權利要求1的方法，其中，從所述第一再生器中取出一部分催化劑進入外取熱器取熱，然后將該外取熱后的催化劑送入所述第二再生器中進行所述第二再生或送回所述第一再生器的密相床中。10.根據權利要求9的方法，其中，通過控制所述外取熱器的取熱量來調整所述第一再生器的再生溫度和/或所述第二再生器的再生溫度。11.根據權利要求1或9的方法，其中，將所述半再生催化劑通過自重和/或提升風送入所述第二再生器中。12.根據權利要求9的方法，其中，將所述半再生催化劑通過提升風送回所述第一再生器密相床層中。13.根據權利要求1的方法，其中，將所述第二再生煙氣通過至少一組兩級旋風分離器與所述再生催化劑分離。14.根據權利要求1的方法，其中，以重量計并以催化劑的總重量為基準，控制所述再生催化劑中焦炭的含量為0.01-0.1重％。15.根據權利要求1的方法，其中，將從所述第一再生器送出的第一再生煙氣與從所述第二再生器送出的第二再生煙氣混合后進行燃燒，得到燃燒煙氣并進行能量回收。16.根據權利要求15的方法，其中，將所述燃燒煙氣進一步脫除所夾帶的催化劑。
【文檔編號】B01J38/20GK105983452SQ201510041851
【公開日】2016年10月5日
【申請日】2015年1月28日
【發明人】吳雷, 江盛陽, 余龍紅, 程建民, 楊啟業, 段丹, 黃澤川
【申請人】中國石化工程建設有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司