一種有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法
2023-07-19 00:57:51 3
專利名稱：：一種有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法
技術領域：
：本發明涉及一種聯合有機含氧化合物的催化轉化和烴類的催化轉化的工藝方法。
背景技術：
：人類剛剛^21世紀，全^U5油的供需矛盾日益突出。隨著各種石油石化產品需求量的增加，市場上原油價M續走高。這種形勢導致了以石油石化產品為原料的重要化工產品低碳烯烴(特別是乙烯、丙烯)、低分子醚(如二甲瞇、乙醚等)的市場價格高居不下。因此，尋找其它替代原料如M副產乙醇、由天然氣或煤製得的甲醇生產低戚烯烴、低分子醚成為解決問題的一種選擇。從乙醇製備乙烯的方法是在合適的催化劑作用下，在140400t:溫度範圍內發生脫水反應CH3CH2OH—CH2=CH2+H20。上世紀80年代初，印度和巴西建立了工業恥溪乙醇轉化生產乙烯的裝置，以矽-鋁為催化劑，先後採用了固定床、流化床反應器形式。為了維持熱平衡，在催化劑再生時要附加一部分燃料。US6，441，261公開的方法是在在較高壓力下，在褲鋁矽分子篩催化劑上將舍氧化合物(甲醇等)轉化成4&酸烯烴乙烯和丙烯。US6，303，839和US5，914,433將含氧化合物(甲醇等)轉化成低碳烯烴，將其中的丙烯和/或丁烯分餾出來進行裂化，從而提高乙烯和丙烯的產率。雖然上述方法也採用流化床^Mt，但^1從其實施例數據來看，焦炭產率僅2%。焦炭產率低，系統熱平衡難以維繫，一般需要外部熱量供應。US6，049，017通過將含有碳4組分的產物分離並在非分子篩催化劑上轉化成乙烯和丙烯的方法來增產低碳烯烴，該方法可用於催化裂化或甲醇脫水生產乙烯和丙烯工藝過程。US4，148，835採用擇型及其改性分子篩催化劑將醇類(特別是甲醇)轉化成主要含^^1烯烴的產物，該專利沒有提及工藝方法。從曱醇製備二曱醚(DME)的常規方法是，在酸性催化劑作用下甲醇氣相脫水生成DME，同時還可生成CO、C02、CH4、C2H4、H2等副產物。所述酸性催化刑，包括沸石、活性氧化鋁、結晶娃酸鋁、二氧化J^/氧化鋁、陰離子交換樹脂等。醇的脫水反應需要在一定溫度下完成。反應過程中雖然有結焦現象，但焦炭量不足以維持工藝過程的熱量平衡。綜上所迷，現有技術均採用外供燃料的方式提供熱量，使得工藝過於複雜或能耗過高。
發明內容本發明的目的是在現有技術的基礎上提供一種有機含氧化合物和烴類的聯*化轉化方法。本發明提供的有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法包括下列步驟(i)、有機含氧化合物原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物；(2)、烴類原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到待生催化劑和反應油氣，油氣進一步分離得到氣體、汽油等產品；(3)、步驟(1)的積炭催化劑部分或全部、步驟(2)的待生催化劑全部或部分進入再生器進行燒焦再生，再生催化劑分為兩部分，其中一部分返回步驟(2)，另一部分冷卻後返回步驟(1)。本發明所述有機含氧化合物原料中有機含氧化合物的含量為10-100重％優選50-100重％更優選90-100重％，可以含有少量雜質。所述有機含氧化合物選自醇類、瞇類、酮類、羧酸、環鍵、醛類、多鞋基化合物中的一種或一種以上的混合物，優選的有機含氧化合物選自醇類、醚類化合物中的一種或一種以上的混合物。其中所述醇類的碳數為1~10，優選1~5，更優選1~2即甲醇或/和乙醇，羥基數為1~3,優選的羥基數為1即一元醇。酵選自上述破數、羥基數範圍的醇中的一種或一種以上的混合物。所述醇類原料來自各種農林作物經發酵製得的醇，或/和各種化石燃料如天然氣、煤、油砂、石油等經氣化、合成製得的醇。所述鍵類的碳數最好為2~6，酮類的碳數最好為3~5,羧酸的碳數最好為2~4，環瞇的碳數最好為4-6，醛類的碳數最好為15;多幾基化合物主要指碳水化合物，為多擇基醛或多羥基酮，包括單糖(如葡萄糖)、低聚糖(如蔗糖)、多糖(如纖維素)等，其碳數最好為3-6。所述烴類原料選自C4+烴類、原油、汽油、柴油、減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氪尾油、常壓渣油、減壓渣油中的一種或一種以上的混合物，優選減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油中的一種或一種以上的混合物。所述含Y系列沸石的催化劑可以是不含無機氧化物和粘土的Y系列沸石和任選的其它分子篩，其中其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10;優選含無機氧化物、粘土、Y系列沸石、任選的其它分子篩，其中其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10，其它分子篩與Y系列沸石之和佔催化劑總重量的10-60重％。其中Y系列沸石包括Y型及其衍生或改性沸石，選自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY中的一種或一種以上的混合物。所述其它分子篩選自中孔沸石、Beta沸石、SAPO分子篩中的一種或幾種。中孔淬石包括ZRP系列(稀土改性)、ZSP系列(鐵改性)、ZSM系列沸石及其衍生或改性沸石，有關ZRP更為詳盡的描述參見US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM-ll、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結構的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關ZSM-5更為詳盡的描述參見US3，702，886。更優選的催化劑舍Y系列煒石、中孔沸石、無機氧化物和粘土，其中中孔沸石與Y系列沸石的重量比為0.1-10,中孔沸石與Y系列沸石之和佔催化劑總重量的10-60重％。所述無機氧化物選自氧化鋁、氧化矽、無定型矽鋁中的一種或一種以上的混合物，粘土為高嶺土或/和多水高嶺土。步驟(1)的反應條件如下溫度50~500"C，壓力(表壓)0~0.8MPa，催化劑與有機含氧化合物原料的重量比為0.001~50，重時空速0.05-10h"優選0.1~8h1。步驟(2)的反應條件如下溫度400~700匸，壓力(表壓)0~0.8MPa，催化劑與烴類原料的重量比為1-30，時間1~10s。步驟(2)的催化轉化工藝包括常規催化裂化工藝及其各種家族工藝技術如DCC工藝、CPP工藝、MIP工藝、MIP-CGP工藝、MGD工藝、MGG工藝、ARGG工藝、SHMP工藝等。步驟(1)的積炭催化刑中參與燒焦的部分佔積炭催化劑總重量的0.5-100%。當步驟(1)的部分積炭催化刑iiA再生器進行燒焦再生的情況下，剩餘的積炭催化劑返回步驟(1)或/和步驟(2)，所述部分積炭催化劑佔積炭催化劑總重量的0.5-99%。步驟(2)的待生催化劑中參與燒焦的部分佔待生催化劑總重量的1-100%。當歩驟(2)的郜分待生催化劑i^v苒生器進衧燒焦再生的情況下，剩餘的待生催化劑返回步驟(l),所述部分待生催化劑佔待生催化劑總重量的1-99%。步驟(3)所述再生為單段再生或兩段再生，所述再生催化刑為部分再生催化劑(即半再生催化劑)或/和完全再生催化刑。步驟(1)、步驟(2)所用的反應器均為催化劑可移動的反應器，選自流化床、提升管、下行式輸送線反應器、移動床、由提升管與流化床構成的複合>^應器、由提升管與下行式輸送線構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的提升管構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的流化床構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的下行式輸送線構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的移動床構成的複合>^應器，上述每種反應器可以分成兩個或兩個以上的反應區。步驟(1)優選的反應器為流化床更優選密相流化床；步驟(2)優選的反應器為提升管。所述提升管選自等直徑提升管、等線速提升管、各種變直徑提升管中的一種或幾種。所述流化床選自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍動床、快速床、輸送床、密相流化床中的一種或幾種。上述反應器可以使用現有的催化裂化反應器，也可以對現有的催化裂化反應器進行必要的改造，還可以使用與現有催化裂化反應器結構和功能類似的反應器。步驟(l)、步驟(2)所用的產品分離裝置可以共用同一個，也可分別用不同的。步驟(1)分離的過剩有機含氧化合物可以返回步驟(1)，步驟(2)分離的C4+低碳烴可以返回步驟(1)或/和步驟(2)。返回步驟(l)反應器的再生催化劑先經冷卻至50-650t:。可採用直接或間接換熱方式冷卻。直接換熱方式就是用溫度較低的空氣與再生催化劑直楱接觸換熱。這股空氣是經空壓機壓縮被送往再生器空氣的全部或一部分，即利用部分再生劑的高溫熱能預熱ii^再生器的空氣。直接換熱器形式為流化床或提升管，經a分離器分離的被冷卻的催化劑經過熱水蒸汽汽提雜質氣體(氮、氧、二氧化碳等)後進有機含氧化合物催化轉化反應器；間接換熱方式就是用間接換熱器，熱的催化劑從管程通過，水蒸汽走殼程。採用本發明提出的聯合催化轉化有機含氧化合物和烴類的方法，既合理使用了烴類催化轉化的過剩熱能，又解決了有機含氧化合物轉化的供熱問題，保^機含氧化合物連續地催化轉化。附圖為本發明提供的有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法原則流艱示意圖。具體實施例方式下面結合附圖對本發明所提供的方法進行進一步的說明，但並不因此限制本發明。附圖為本發明提供的有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法原則流程示意圖。來自管線1的有機含氧化合物原料ift^^應器2，與來自管線14的含Y系列沸石的催化劑接觸，在溫度50~500TC，壓力(表壓)0~0.8MPa，催化劑與有機含氧化合物原料的重量比為0.001~50，重時空速0.1~10h1的條件下反應，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物流，該產物流經管線3引出進一步分離得到產物，過剩的有機舍氧化合物原料循環使用(圖中未標出)，積炭催化劑則可以部分或全部經管線4去再生器5進行燒焦再生，部分積炭催化劑可以依次經管線15、14返回反應器2，也可以依次經管線17、10返回反應器7。來自管線6的烴類原料iiA^應器7，與來自管線10的含Y系列沸石的再生催化劑接觸，在溫度400~700X:，壓力(表壓)0~0.8MPa，催化劑與烴類原料的重量比為1-30，時間1~10s的務fr下反應，反應物流經分離得到待生催化劑和反應油氣，其中^^應油氣經管線8引出進一步分離得到氣體、汽油、柴油等產品(圖中未標出)，待生催化劑汽提後，全部或部分經管線9ii^再生器5進行燒焦再生，部分待生催化劑可以依次經管線16、14返回反應器2。在再生器5燒焦再生後的再生催化劑分為兩部分，其中一部分經管線10返回反應器7，另一部分依次經管線12iiA換熱器13冷卻後，再經管線14返回反應器2。下面的實施例將對本方法予以進一步的說明，但並不因此限制本方法。實施例1本實施例中所用的有機含氣化合物原料、烴類原料分別為由糧食釀造的含95%乙醇的乙醇原料、減壓瓦斯油(VGO)，VGO的性質如表l所示。本實施例中所用的催化劑牌號為CGP-1(含25重。/oREY沸石，10重。/oZSP沸石，餘量為栽體，均以催化劑總重量為基準)，由中國石化股份有限公司催化劑齊普分公司生產。乙醇原料i^v流化床反應器與CGP-1催化劑接觸，在溫度340X:，壓力(表壓)(UMPa,催化劑與乙醇原料的重量比(劑醇比)為1,重時空速1.01T1的條件下反應，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物流，該產物流進一步分離得到目的產物乙烯，產品分布如表2所示；積炭催化劑分為兩部分，其中20重％的積炭催化劑去再生器進行燒焦再生，剩餘80重％的積炭催化劑內循環返回流化床反應器。預熱後的VGO經蒸汽霧化後注入提升管反應器中，蒸汽與VGO的重量比為0.1:1,VGO在提升管內與熱的CGP-1催化刑接觸並反應，反應溫度為5001:,壓力(表壓)O.lMPa，催化劑與VGO的重量比(劑油比)為6，反應時間為3秒，反應油氣和催化劑的混合物沿提升管上行至提升管出口處後，分離反應產物和待生催化劑，M產物引入沉降器後再引A^續分離系統中，進一步分離為各種產品，產品分布如表2所示；而待生催化劑在重力的作用下i^A汽提器，經水蒸汽汽MiiA再生器中燒焦再生。20重％的積炭催化劑和全部的待生催化劑再生後，分為兩部分，其中85重％的680X:再生催化劑返回提升管循環使用，剩餘的15重％的再生催化劑冷卻至410X:返回流化床循環使用。試驗結果顯示，乙醇的催化轉化與烴類的催化轉化聯合後，能維持二者的熱平衡，不需要外加燃料或其它熱源。實施例2本實施例中所用的有機含氧化合物原料、烴類原料分別為甲醇(化學純，河北新樂化工廠生產)、VGO摻30重％的常壓法油，常壓渣油的性質如表1所示。本實施例中所用的催化劑牌號為CGP-2(含30重%USY沸石，5重y。zsp沸石，餘量為栽體，均以催化刑總重量為基準)，由中國石化股份有限公司催化劑齊魯分公司生產。液態甲醇原料i4^流化床反應器與CGP-2催化劑接觸，在溫度2S01C，壓力(表壓)0.1MPa，催化劑與曱醇原料的重量比(刑醇比)為6，重時空速3h"的條件下反應，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物流，該產物流進一步分離得到目的產物二甲醚，產品分布如表3所示，過量的曱醇返回流化床反應器；積炭催化劑分為兩部分，其中50重％的積炭催化劑去再生器進行燒焦再生，剩餘50重％的積炭催化劑內循環返回流4匕床^JL器。預熱後的VGO與常壓渣油的混合原料油經蒸汽霧化後注入提升管反應器中，蒸汽與混合原料油的重量比為0.05:1,混合原料油在提升管內與熱的再生催化劑接觸並反應，反應溫度為500匸，壓力(表壓)O.lMPa，催化劑與混合原料油的重量比(劑油比)為6，反應時間為3秒，反應油氣和催化劑的混合物沿提升管上行至提升管出口處後，分離反應產物和待生催化劑，反應產物引入沉降器後再引入後續分離系統中，進一步分離為各種產品，產品分布如表3所示；而待生催化刑在重力的作用下^汽提器，經水蒸汽汽^iH^再生器中燒焦再生。50重％的積炭催化劑和全部的待生催化劑再生後，分為兩部分，其中90重％的690"再生催化劑返回提升管循環使用，剩餘的10重％的再生催化劑冷卻至540t:返回流化床循環使用。試驗結果顯示，甲醇的催化轉化與烴類的催化轉化聯合後，能維持二者的熱平衡，不需要外加燃料或其它熱源。實施例3與實施例l中原料為乙醇的工藝相同，將原料換成乙醚，反應結果如表4所示。實施例4-6與實施例1中原料為乙醇的工藝相同，將原料分別換為丙醇、丁醇、丙三醇，醇的^JL結果如表5所示。實施例7本實施例中所用的有機含氧化合物原料、烴類原料分別為甲醇(化學純，河北新樂化工廠生產)、VGO摻30重％的常壓渣油，常壓渣油的性質如表1所示。本實施例中所用的催化劑牌號為MP051(含5重VoUSY沸石，30重VoZSP沸石，餘量為栽體，均以催化刑總重量為基準)，由中國石化股份有限公司催化劑齊魯分公司生產。甲醇原料iiA流化床反應器與MP051催化劑接觸，在溫度550X:,壓力(表壓)0.1MPa，催化劑與甲醇原料的重量比(劑醇比)為2，重時空速1.2h"的條件下反應，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物流，該產物流進一步分離得到目的產物丙烯，產品分布如表6所示，過量的甲醇返回流化床反應器；積炭催化劑分為兩部分，其中50重％的積炭催化劑去再生器進行燒焦再生，剩餘50重％的積炭催化劑內循環返回流化床反應器。預熱後的VGO與常壓渣油的混合原料油經蒸汽霧化後注入提升管反應器中，蒸汽與混合原料油的重量比為0.05:1，混合原料油在提升管內與熱的再生催化劑接觸並反應，反應溫度為500t:，壓力(表壓)0.1MPa，催化劑與混合原料油的重量比(劑油比)為6,反應時間為3秒，反應油氣和催化劑的混合物沿提升管上行至提升管出口處後，分離反應產物和待生催化劑，反應產物引入沉降器後再引入後續分離系統中，進一步分離為各種產品，產品分布如表6所示；而待生催化劑在重力的作用下i^o'氣提器，經水蒸汽汽Mi^再生器中燒焦再生。50重％的積炭催化劑和全部的待生催化劑再生後，分為兩部分，其中90重％的6901C再生催化劑返回提升管循環使用，剩餘的10重％的再生催化劑冷卻至600t:返回流化床循環使用。試驗結果顯示，甲醇的催化轉化與烴類的催化轉化聯合後，能維持二者的熱平衡，不需要外加燃料或其它熱源。實施例8-9與實施例1的工藝相同，將原料分別換為含乙醇15%、50%的乙醇水溶液，目的產物為乙醚，反應結果如表7所示。表ltableseeoriginaldocumentpage13表2tableseeoriginaldocumentpage14表3實施例2原料為甲醇有機含氧化合物的催化轉化>^糾溫度，"C250壓力(表壓)，MPa0.1劑醇比6重時空速，h'13.0產品分布，m%二曱酸53.11輕質烴類0.90水25.411.12未轉化甲醇19.46甲醇的轉化率，％80.54二甲醚選擇性，％>98烴類的催化轉化^糾溫度，"C500壓力(表壓)，MPa0.1劑油比6時間，s3產品分布，重％幹氣3.17液化氣18.04汽油48.26柴油18.73重油4.56禁、7.24表4tableseeoriginaldocumentpage16表5tableseeoriginaldocumentpage17表6tableseeoriginaldocumentpage18*以烴類產品的總量為基準，水不包括在內表7tableseeoriginaldocumentpage19權利要求1、一種有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法，其特徵在於該方法包括下列步驟(1)、有機含氧化合物原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到積炭催化劑和產物；(2)、烴類原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到待生催化劑和反應油氣，油氣進一步分離；(3)、步驟(1)的積炭催化劑部分或全部、步驟(2)的待生催化劑全部或部分進入再生器進行燒焦再生，再生催化劑分為兩部分，其中一部分返回步驟(2)，另一部分冷卻後返回步驟(1)。2、按照權利要求1的方法，其特徵在於所述有機含氣化合物原料中有機含氧化合物的含量為10-100重％。3、按照權利要求1或2的方法，其特徵在於所述有機含氧化合物選自醇類、醚類、酮類、羧酸、環醚、醛類、多羥基化合物中的一種或一種以上的混合物。4、按照權利要求1或2的方法，其特徵在於所述有機含氧化合物選自醇類、瞇類化合物中的一種或一種以上的混合物。5、按照權利要求3的方法，其特徵在於所述醇的碳數為1~10，輕基數為1-3。6、按照權利要求3的方法，其特徵在於所述酵的破數為1~5,鞋基數為l。7、按照權利要求3的方法，其特徵在於所述醚類的破數為2~6。8、按照權利要求3的方法，其特徵在於所述酮類的破數為3~5,羧酸的碳數為2~4，環醚的碳數為4~6，搭類的碳數為1~5。9、按照權利要求3的方法，其特徵在於所迷多羥基化合物為多擇基醛或多幾基酮，其碳數為3-6。10、按照權利要求l的方法，其特徵在於所述烴類原料選自C4+烴類、原油、汽油、柴油、減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加氫尾油、常壓渣油、減壓渣油中的一種或一種以上的混合物。11、按照權利要求l的方法，其特徵在於所述烴類原料選自減壓瓦斯油、焦化瓦斯油、脫瀝青油、加iuC油、常壓渣油、減壓渣油中的一種或一種以上的混合物。12、按照權利要求l的方法，其特徵在於所述含Y系列沸石的催化劑是不含無機氧化物和粘土的Y系列沸石和任選的其它分子篩。13、按照權利要求l的方法，其特徵在於所述含Y系列沸石的催化劑包括舍無機氧化物、粘土、Y系列沐石和任選的其它分子錄。14、按照權利要求12或13的方法，其特徵在於所述其它分子篩選自中孔沸石、Beta沸石、SAPO分子篩中的一種或幾種。15、按照權利要求12或13的方法，其特徵在於所述其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10。16、按照權利要求l的方法，其特徵在於所述含Y系列沸石的催化劑包括Y系列沸石、中孔淬石、無機氧化物和粘土。17、按照權利要求l、12或13的方法，其特徵在於所述Y系列沸石選自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY中的一種或一種以上的混合物。18、按照權利要求14或16的方法，其特徵在於所述中孔沸石包括ZRP系列、ZSP系列、ZSM系列沸石及其衍生或改性沸石。19、按照權利要求16的方法，其特徵在於所述中孔沸石與Y系列分子篩的重量比為0.1-10，中孔沸石與Y系列沸石之和佔催化劑總重量的10-60重％。20、按照權利要求12或13的方法，其特徵在於所述無機氣化物選自氧化鋁、氧化矽、無定型矽鋁中的一種或一種以上的混合物，粘土為高呤土或/和多水高呤土。21、按照權利要求l的方法，其特徵在於步驟(1)的反應條件為溫度50~500t:，壓力0~0.8MPa，催化劑與有機含氧化合物原料的重量比為0.001~50,重時空速0.05~10h1。22、按照權利要求l的方法，其特徵在於步驟(2)的反應條件為溫度400~700"C，壓力0~0.8MPa,催化劑與烴類原料的重量比為1~30，時間l~10s。23、按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟(1)的積炭催化劑中參與燒焦的部分佔積炭催化劑總重量的0.5-100%。24、按照權利要求1或23的方法，其特徵在於當步驟(1)的部分積炭催化劑itA再生器進行燒焦再生的情況下，剩餘的積炭催化劑返回步驟(1)或/和步猓(2)，所述部分積炭催化劑佔積炭催化劑總重量的0.5-99%。25、按照權利要求1的方法，其特徵在於步躁(2)的待生催化劑中參與燒焦的部分佔待生催化劑總重量的1-100%。26、按照權利要求1或25的方法，其特徵在於當步驟(2)的部分待生催化劑i^再生器進行燒焦再生的情況下，剩餘的待生催化劑返回步驟(1),所述部分待生催化劑佔待生催化劑總重量的1-99%。27、按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟(3)所述再生為單段再生或兩段再生，所述再生催化劑為部分再生催化劑或/和完全再生催化劑。28、按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟(1)、步驟(2)所用的反應器均為催化劑可移動的反應器，選自流化床、提升管、下行式輸送線^Ji器、移動床、由提升管與流化床構成的複合反應器、由提升管與下行式輸送線構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的提升管構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的流化床構成的複合反應器、由兩個或兩個以上的下行式輸送線構成的複合^^應器、由兩個或兩個以上的移動床構成的複合反應器，上述每種反應器可以分成兩個或兩個以上的反應區。29、按照權利要求1的方法，其特徵在於步驟(1)的反應器為流化床；步驟(2)的反應器為提升管。30、按照權利要求28或29的方法，其特徵在於所述提升管選自等直徑提升管、等線速提升管、各種變直徑提升管中的一種或幾種；所述流化床選自固定流化床、散式流化床、鼓泡床、湍動床、快速床、輸送床、密相流化床中的一種或幾種。31、按照權利要求1的方法，其特徵在於返回步驟(1)反應器的再生催化劑先採用直接或間接的換熱方式冷卻至50-650"C,32、按照權利要求28的方法，其特徵在於所述直接換熱方式是用溫度較低的空氣與再生催化劑直揍接觸換熱，直接換熱器形式為流化床或提升管；間接換熱方式是用間接換熱器，熱的催化劑從管程通過，水蒸汽走殼程。全文摘要一種有機含氧化合物和烴類的聯合催化轉化方法，有機含氧化合物原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到積碳催化劑和產物；烴類原料與含Y系列沸石的催化劑接觸，反應物流經分離得到待生催化劑和反應油氣，油氣進一步分離得到氣體、汽油等產品；積碳催化劑部分或全部、待生催化劑全部或部分進入再生器進行燒焦再生，再生催化劑分為兩部分，其中一部分返回與烴類原料接觸，另一部分冷卻後返回與有機含氧化合物原料接觸。該方法既合理使用了烴類催化轉化的過剩熱能，又解決了有機含氧化合物轉化的供熱問題，保證有機含氧化合物連續地催化轉化。文檔編號C07C43/04GK101104576SQ20061009107公開日2008年1月16日申請日期2006年7月13日優先權日2006年7月13日發明者喬志強,強付,餘少兵,強劉,吳治國,張久順,慕旭宏,朱根權,楊義華,羅一斌,舒興田,謝文華,謝朝鋼申請人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院