一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法
2023-05-19 14:58:16
一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法
【專利摘要】一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法，該裝置包括氣體入口、氣體出口、氣體分布器以及催化劑回收系統，還包括橫向多孔分布板、換熱管、外溢流管、外溢流管脫氣管、催化劑入口、催化劑出口、內構件；採用橫向多孔分布板將催化劑床層分成多個催化劑密相區，利用溢流管穩定流化床操作，使反應原料完全轉化；通過催化劑的進出和反應器中設置的換熱管控制溫度，使反應器的下部催化劑密相區溫度低，主要完成烯烴轉化；上部催化劑密相區溫度高，主要完成轉化烷烴；實現液化氣中的烯烴和烷烴的分步、分區域轉化；本發明具有液化氣轉化效率高，芳烴收率高，積碳量少，幹氣生成量低的特點，且溫度控制方便，適於大型化的液化氣芳構化過程。
【專利說明】一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及芳烴的製備【技術領域】，特別涉及一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法。
【背景技術】
[0002]芳烴是重要的基礎化學品之一，主要通過石油化工加工獲得。隨著石油資源日益短缺，芳烴的供應呈緊張趨勢，價格高居不下。目前，一些研究者也發展了甲醇、甲醇、甲烷和液化氣等芳構化技術，是對石油加工路線製備芳烴方法的有效補充，且其芳烴產品的品質高，不含硫、氮，將在未來的芳烴加工工業中佔據越來越重要地位。
[0003]液化氣組分來源廣泛，是新型芳烴加工的原料的重要來源。但是，目前的液化氣芳構化技術主要轉化液化氣中的烯烴組分，無法轉化液化氣中的丙烷和丁烷等組分。雖然也有一些技術能夠將液化氣產品中的烷烴轉化為芳烴，但轉化反應溫度高達到580°C以上，此時液化氣中烯烴芳構化過程的積碳生成量大幅度增加，並且產品中幹氣量也會增加，導致芳構收率和選擇性下降。另一方面，由於單段流化床反應器中氣固返混嚴重，液化氣中烷烴轉化的過程推動動力不高，使得轉化率和芳烴收率難以提高，過程循環量大，需要通過反應器的設計以抑制過程的返混，提高芳烴收率，同時強化傳熱提供反應器的熱量來源。
【發明內容】
[0004]為了解決現有技術存在的問題，本發明的目的在於提供一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置及使用方法，通過在流化床反應器中設置橫向分布板將催化劑床層分成多個催化劑裝填段，並通過催化劑的逆流接觸及換熱管實現液化氣中的烷烴和烯烴的分溫分區反應，達到液化氣轉化效率高，芳烴收率高，積碳量少，幹氣生成量低的效果，同時能夠提高流化床反應器的供熱能力，利於實現大型工業生產。
[0005]為了達到上述目的，本發明的技術方案為:
[0006]一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，包括反應器殼體1，設置在反應器殼體I底部的氣體入口 2和失活催化劑出口 8，設置在反應器殼體I頂部的氣體出口 11和催化劑加入口 7，設置在反應器殼體I內、氣體入口 2上方的氣體分布器3，設置在反應器殼體I內的催化劑回收系統9，所述催化劑回收系統9的頂部和氣體出口 11連通，下部與催化劑底部的密相床層接觸，還包括設置在反應器殼體I內和其相連的一個或多個橫向多孔分布板4,橫向多孔分布板4將密相床層分割為多個催化劑密相區5,氣體分布器3的上方為第一催化劑密相區，在每個催化劑密相區內均設置有換熱管10以及與反應器殼體I連接的內構件13，內構件13用於破碎氣泡，每個催化劑密相區均連通有外溢流管6，每個外溢流管6的頂部均與和催化劑稀相區連通的外溢流管脫氣管12連通，底部與催化劑底部的密相床層即第一催化劑密相區連通。
[0007]所述密相床層被橫向多孔分布板4分為2?4個催化劑密相區，第一催化劑密相區和第二催化劑密相區之間為第一橫向多孔分布板，相鄰兩個橫向多孔分布板4之間的安裝距離為反應器殼體I直徑的0.5?3倍,所述氣體分布器3與第一橫向多孔分布板之間的安裝距離為反應器殼體I直徑的5?10倍。
[0008]所述第一催化劑密相區和第二催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率是第二催化劑密相區和第三催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率的70?100%，是第三催化劑密相區和第四催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率的50?100%。
[0009]所述每個催化劑密相區和外溢流管6的連通位置距離相應的橫向多孔分布板4的距離為反應器殼體I直徑的0.2?3倍，外溢流管6底部與催化劑底部的密相床層即第一催化劑密相區連通位置距離氣體分布器3的距離為反應器殼體I直徑的0.05?0.7倍；在含有3個或4個催化劑密相區流化床反應裝置中，上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1-1.2倍。
[0010]所述氣體分布器3結構為管式、多孔板式或錐帽式。
[0011]上述所述的液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置的使用方法，包括如下步驟:
[0012]步驟1:採用惰性氣體流化，從氣體入口 2通入惰性氣體，再通過催化劑加入口 7裝入催化劑，熱催化劑從催化劑加入口 7進入上部床層，從底部失活催化劑出口 8流出，同時通過在換熱管10中通入冷卻介質，維持不同床層位置的反應溫度；或通過換熱管10通入換熱介質，使反應器內部不同催化劑密相區的溫度為底部低，頂部高，並且達到反應溫度；所述進口熱催化劑床層溫度為580-700°C ;所述冷卻介質為飽和水；所述換熱介質為氮氣、煙氣或幹氣，溫度為700-900°C ；
[0013]步驟2:通過氣體入口 2通入原料液化氣氣體，採用逆流變溫控制方式，使烯烴主要在底部密相區發生反應，烷烴主要在頂部密相區發生反應，並得到氣體產品；
[0014]步驟3:分離氣體產品和催化劑，並回收催化劑；
[0015]步驟4:進行催化劑再生；
[0016]步驟5:循環上述過程。
[0017]步驟I在裝入催化劑的同時，由氣體入口 2經氣體分布器3通入300?600°C氮氣或水蒸氣。
[0018]步驟2所述原料液化氣氣體是丙烯、丙烷、丁烯、丁烷中一種或多種混合物，為多種混合物時，以任意比混合。
[0019]步驟2所述發生反應的反應壓力為0.1-1.0MPa，反應器中的表觀氣速為0.1-0.8m/s。
[0020]步驟2所述逆流變溫控制方式，為從氣體入口 2到氣體出口 11，溫度沿流化床軸向遞增，具體如下:
[0021](I)在含有2個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一催化劑密相區的溫度為380-520°C ;第二催化劑密相區的溫度為480-620°C ；
[0022](2)在含有3個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一催化劑密相區的溫度為380-480°C ;第二催化劑密相區的溫度為450-550°C ;第三段催化劑的密相區的溫度為520-620°C ；
[0023](3)在含有4個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一段催化劑密相區的溫度為380-480°C ;第二段催化劑密相區的溫度為430-530°C ;第三段催化劑的密相區的溫度為480-580°C ;第四段催化劑的密相區的溫度為530-620°C。
[0024]和現有技術相比較，本發明的優點如下:
[0025]1、設置橫向分布板和換熱管，使本發明裝置能夠獨立控制各個床層的反應溫度，增加了反應過程的獨立性與操作彈性，使得烯烴在反應器的下部完成轉化，烷烴在反應器上部床層完成轉化，降低焦炭和幹氣收率，提高芳烴收率。
[0026]2、烷烴的芳構化反應吸熱且反應溫度高，烷烴芳構化反應反生在上部催化劑床層，通過有效利用來自反應器上部熱催化劑或換熱介質帶來的熱量，烯烴芳構化反應放熱能夠在催化劑溫度較低的情況下維持床層溫度，過程能量利用率高。
[0027]3、採用加熱管和內構件，比表面積大，又能破碎氣泡，增加氣固接觸與轉化效果，同時能夠增強氣固傳熱效果。
[0028]4、與單段流化床裝置相比，本發明中多段流化床裝置可以抑制流化床中的氣固返混，使，液化氣的轉化率提高3-5%，反應器出口芳烴的收率提高5-8%，並且能夠使循環轉化的物料變少，分離能耗降低10%以上。 【專利附圖】
【附圖說明】
[0029]圖1為雙段流化床示意圖。
[0030]圖2為二段流化床不意圖。
[0031]圖3為四段流化床示意圖。
【具體實施方式】
[0032]下面結合附圖和【具體實施方式】對本發明做進一步詳細的說明:
[0033]實施例1:
[0034]如圖1所示兩段流化床裝置，外溢流管6上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板4間距離是裝置直徑的0.2倍。外溢流管下部進口位置在第一催化劑密相區5內。將催化劑從催化劑入口分別通入催化劑床層，第二催化劑密相區5a的催化劑入口位置比裝置外側外溢流管上部出口高0.4m。
[0035]由氣體入口 2經氣體分布器3通入300°C氮氣的同時，將流態化型催化劑從催化劑加入口 7裝入裝置，來自反應器的催化劑溫度為580°C，向第一催化劑密相區5的加熱管10和第二催化劑密相區5a的加熱管IOa中通入飽和水200°C，通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二催化劑密相區內溫度分別為450°C、550°C。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為2:3:1:2，其中控制進入氣體入口液化氣的重量空速為0.251~1，反應壓力為0.4MPa，氣速為0.5m/s。原料氣體經過兩個催化劑床層後，其轉化率為62%，單程芳烴選擇性烴基為50%，再經催化劑回收系統9分離後，從裝置流出得到氣體產品。將失活催化劑由失活催化劑出口 8連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑加入口 7連續返回流化床裝置。控制第一、第二催化劑密相區的催化劑各佔催化劑總質量的50%。圖1中13為第一催化劑密相區5的內構件，13a為第二催化劑密相區5a的內構件。
[0036]實施例2:
[0037]如圖1所示兩段流化床裝置，外溢流管6上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板4間距離是裝置直徑的0.2倍。外溢流管下部進口位置在第一催化劑密相區5內。將催化劑從催化劑入口分別通入兩個催化劑密相區中，第二層催化劑床層催化劑入口位置比裝置外側外溢流管上部出口高0.4m。
[0038]由氣體入口 2經氣體分布器3通入300°C空氣，將流態化型催化劑從催化劑加入口 7裝入裝置，從氣體入口 2經氣體分布器3通入氮氣進行置換，當氣體出口 11氣體中氧氣體積分數小於0.5%時，來自反應器的催化劑溫度為700°C，向第一催化劑密相區5的加熱管10和第二催化劑密相區5a的加熱管IOa中通入飽和水180°C，通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二催化劑密相區溫度分別為380°C、500°C。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為1:2:1:2。控制進入氣體入口液化氣的的重量空速為0.25h-l，反應壓力為0.1MPa，氣速為0.8m/s。原料氣體經過兩個催化劑床層後，其轉化率為62%，單程芳烴選擇性烴基為50%。將失活催化劑由失活催化劑出口 9連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口 8連續返回流化床裝置。第一、第二催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的70%和30%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0039]實施例3:
[0040]如圖1所示兩段流化床裝置，外溢流管6上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板4間距離是裝置直徑的I倍。外溢流管下部進口位置在第一催化劑密相區5內。將催化劑從催化劑入口分別通入兩個催化劑密相區中，第二層催化劑密相區催化劑入口 8位置比裝置外側外溢流管5上部出口高1.5m。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統9附近。
[0041]由氣體入口 2經氣體分布器3通入300°C空氣的同時，將催化劑加熱至300°C後，向換熱管通入700°C高溫氮氣，控制第一、第二催化劑床層溫度分別為450°C、620°C。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為2:2:0:0。其中控制進入氣體入口液化氣的的重量空速為0.25h-l，反應壓力為1.0MPa，氣速為0.lm/s。原料氣體經過兩個催化劑床層後，其轉化率為62%，單程芳烴選擇性烴基為50%。將失活催化劑由失活催化劑出口8連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑加入口 7連續返回流化床裝置。第一、第二催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的80%和20%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0042]實施例4:
[0043]如圖1所示兩段流化床裝置，外溢流管6上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板4間距離是裝置直徑的I倍。外溢流管下部進口位置在第一催化劑密相區5內。將催化劑從催化劑入口分別通入兩個催化劑密相區中。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統9附近。
[0044]由氣體入口 2經氣體分布器3通入300°C空氣的同時，將催化劑加熱至300°C後，向上段換熱管IOa通入700°C高溫氮氣，下段換熱管10中通入200°C飽和水，通過控制再生煙氣量和飽和水的循環量，控制第一、第二催化劑床層溫度分別為450°C、620°C。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為2:2:0:0。其中控制進入氣體入口液化氣的的重量空速為0.25h-l，反應壓力為1.0MPa，氣速為0.lm/s。原料氣體經過兩個催化劑床層後，其轉化率為62%，單程芳烴選擇性烴基為50%。將失活催化劑由失活催化劑出口 8連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口 8連續返回流化床裝置。第一、第二催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的80%和20%。重複上述過程，使過程連續進行。[0045]實施例5:
[0046]如圖2所示三段流化床裝置，第一與第二催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率是第二與第三催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率的0.8倍。外溢流管上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板間距離是裝置直徑的0.3倍。外溢流管下部進口的位置在第一催化劑密相區內。將催化劑從催化劑入口通入三個催化劑密相區中。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統9附近。外溢流管上部橫截面積是其下部橫截面積的1.3倍。
[0047]由氣體入口 2經氣體分布器3通入600°C氮氣的同時，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置，將催化劑加熱至30(TC後，向換熱管通入900.C高溫煙氣，通過控制再生煙氣量，控制第一、第二、第三催化劑床層的溫度分別為380 V、450 V、520 V。，通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為0.5:3:0.5:2。控制氣體入口液化氣的重量空速為3h-1，反應壓力為IMPa，氣速0.2m/s。原料氣體經過三個催化劑床層後，其轉化率為66%，單程芳烴選擇性烴基為50%。將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的50%、40%、10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0048]圖2中:4第一橫向多孔分布板,4a為第二橫向多孔分布板,5為第一催化劑密相區，5a為第二催化劑密相區，5b為第三催化劑密相區，6為和第一催化劑密相區連通的外溢流管，6a為和第二催化劑密相區連通的外溢流管，10為第一催化劑密相區內的換熱管，IOa為第二催化劑密相區內的換熱管，IOb為第三催化劑密相區內的換熱管，13為第一催化劑密相區的內構件，13a為第二催化劑密相區的內構件，13b為第三催化劑密相區的內構件。
[0049]實施例6:
[0050]如圖2所示三段流化床裝置，第一與第二催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率是第二與第三催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率的0.9倍。外溢流管上部出口位置與其相鄰下方橫向多孔分布板間距離是裝置直徑的0.5倍。外溢流管下部進口的位置在第一催化劑床層內。將催化劑從催化劑入口通入三個催化劑密相區中。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統9附近。外溢流管上部橫截面積是其下部橫截面積的1.3倍。
[0051]由氣體入口 2經氣體分布器3通入600°C氮氣的同時，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置，將催化劑加熱至300°C後，來自反應器的催化劑溫度為650°C後，向加熱管通入200.C飽和水。通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三催化劑床層的溫度分別為480°C、550°C、62(rC。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為0.5:5:0.5:2:0.2:0.2:0:0。控制氣體入口液化氣的重量空速為0.5h-1，反應壓力為0.1MPa,氣速0.8m/s。原料氣體經過三個催化劑床層後，其轉化率為66%，單程芳烴選擇性烴基為50%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。
[0052]將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的40%、40%、20%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0053]實施例7:
[0054] 如圖2所示三段流化床裝置，第一與第二催化劑密相區間分布板開孔率是第二與第三催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率的0.9倍。外溢流管上部出口位置與其相鄰下方分布板間距離是裝置直徑的0.3倍。外溢流管下部進口的位置在第一催化劑密相區內。將催化劑從催化劑入口通入三個催化劑密相區中。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統9附近。外溢流管上部橫截面積是其下部橫截面積的1.3倍。
[0055]由氣體入口 2經氣體分布器3通入600°C氮氣的同時，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置，將催化劑加熱至300°C後，向二段和三段床層中的換熱管通入900°C高溫煙氣，一段床層中的換熱管通入200°C飽和水，通過控制再生煙氣量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三催化劑密相區的溫度分別為380 V、450 °C, 520 0C ο通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為0.5:3:0.5:2。控制氣體入口液化氣的重量空速為3h-1，反應壓力為IMPa，氣速0.2m/s。原料氣體經過三個催化劑密相區後，其轉化率為66%，單程芳烴選擇性烴基為50%。將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三催化劑密相區的催化劑質量各佔催化劑總質量的50%、40%、10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0056]實施例8:
[0057]如圖2所示三段流化床裝置，第一與第二催化劑密相區間橫向多孔分布板的開孔率是第二與第三催化劑密相區間橫向多孔分布板的開孔率的I倍。外溢流管上部出口的位置與其下方橫向多孔分布板間距離是裝置直徑的1.3倍。從外溢流管上部出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至裝置內催化劑回收系統附近。外溢流管上部橫截面積是其下部橫截面積的1.5倍。外溢流管下部進口的位置在第一催化劑床層內。將催化劑從催化劑入口分別通入三個催化劑密相區中。
[0058]由氣體入口 2經氣體分布器3通入600°C氮氣的同時，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置，將催化劑加熱至300°C後，來自反應器的催化劑溫度為600°C後，向加熱管通入150°C飽和水。通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三催化劑密相區的溫度分別為430 V、500 V、580 V。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為O:0:0.5:5。控制氣體入口液化氣的重量空速為3h-l，反應壓力為0.5MPa，氣速0.5m/s。原料氣體經過三個催化劑密相區後，其轉化率為66%，單程芳烴選擇性烴基為50%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。
[0059]將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三催化劑密相區的催化劑質量分別佔催化劑總質量的70%、20%、10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0060]實施例9:
[0061]如圖3所示四段流化床裝置，第一與第二催化劑密相區間橫向多孔分布板的開孔率是第二與第三催化劑密相區間橫向多孔分布板的開孔率的I倍，是第三與第四催化劑密相區間橫向多孔分布板開孔率的2倍。外溢流管上部出口的位置與其相鄰下方分布板間距離是裝置直徑的0.2倍。從外溢流管上端出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至流化床頂部催化劑回收系統附近，進入流化床內部。上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1.5倍。外溢流管下端進口的位置在第一催化劑密相區內。將催化劑從催化劑入口分別通入三個催化劑密相區中。[0062]由氣體入口經氣體分布器通入600°C空氣，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置。將催化劑加熱至300°C，向加熱管通入800°C幹氣，通過控制幹氣的量，控制第一、第二、第三、第四催化劑密相區的溫度分別為3800C，4300C、480°C、530°C。從氣體入口經氣體分布器通入氮氣進行置換，當氣體出口的氣體中氧氣體積分數小於0.5%時，通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為1:5:0.5:5:0.2:0.2:0:0。控制氣體入口液化氣的重量空速為lh-Ι，反應壓力為0.5MPa，氣速0.4m/s。
[0063]原料氣體經過四個催化劑密相區後，其轉化率為75%，單程芳烴選擇性烴基為55%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三、第四催化劑密相區的催化劑質量分別佔催化劑總質量的30%、10%,50%, 10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0064]實施例10:
[0065]如圖3所示四段流化床裝置，第一與第二催化劑床層間分布板的開孔率是第二與第三催化劑床層間分布板的開孔率的I倍，是第三與第四催化劑床層間分布板開孔率的2倍。外溢流管上部出口的位置與其相鄰下方分布板間距離是裝置直徑的0.2倍。從外溢流管上端出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至流化床頂部催化劑回收系統附近，進入流化床內部。上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1.5倍。外溢流管下端進口的位置在第一催化劑床層內。將催化劑從催化劑入口分別通入三個催化劑床層中。
[0066]由氣體入口經氣體分布器通入450°C空氣，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置。將催化劑加熱至300°C後，來自反應器的催化劑溫度為650°C後，向加熱管通入200°C飽和水。通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三、第四催化劑床層的溫度分別為480°C，530°C、580°C、620°C。從氣體入口經氣體分布器通入氮氣進行置換，當氣體出口的氣體中氧氣體積分數小於0.5%時，通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為2:5:1:5控制氣體入口液化氣的重量空速為lh-Ι，反應壓力為0.5MPa，氣速0.4m/s。
[0067]原料氣體經過四個催化劑床層後，其轉化率為75%，單程芳烴選擇性烴基為55%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。
[0068]將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三、第四催化劑床層佔催化劑總質量的50%、30%、10%，10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0069]實施例11:
[0070]如圖3所示四段流化床裝置，第一與第二催化劑床層間分布板的開孔率是第二與第三催化劑床層間分布板的開孔率的0.9倍，是第三與第四催化劑床層間分布板的開孔率的1.4倍。外溢流管上部出口的位置與其相鄰下方分布板間距離是反應器直徑的2倍。從外溢流管上端出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至流化床頂部催化劑回收系統附近，進入流化床內部。上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1.3倍。外溢流管下端進口的位置在第一催化劑床層內。將催化劑從催化劑入口分別通入三個催化劑床層中。[0071]由氣體入口經氣體分布器通入450°C氮氣，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置。將催化劑加熱至300°C後，來自反應器的催化劑溫度為650°C後，向加熱管通入200°C飽和水。通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三、第四催化劑床層的溫度分別為450 V，500 V、550 V、600 V。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為O:5:1:5，控制氣體入口液化氣的重量空速為lh-Ι，反應壓力為l.0MPa，氣速0.2m/s。
[0072]原料氣體經過四個催化劑床層後，其轉化率為70%，單程芳烴選擇性烴基為55%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。
[0073]將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三、第四催化劑床層的催化劑分別佔催化劑總質量的30%、30%, 30%, 10%。重複上述過程，使過程連續進行。
[0074]實施例12:
[0075]如圖3所示四段流化床裝置，第一與第二催化劑床層間分布板的開孔率是第二與第三催化劑床層間分布板的開孔率的1.0倍，是第三與第四催化劑床層間分布板的開孔率的1.4倍。外溢流管上部出口的位置與其相鄰下方分布板間距離是反應器直徑的2倍。從外溢流管上端出口進入的催化劑中所含氣體經過管線引至流化床頂部催化劑回收系統附近，進入流化床內部。上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1.3倍。外溢流管下端進口的位置在第一催化劑床層內。將催化劑從催化劑入口分別通入三個催化劑床層中。
[0076]由氣體入口經氣體分布器通入450°C氮氣，將流態化型催化劑從催化劑入口裝入裝置，來自反應器的催化劑溫度為650°C後，向加熱管通入200°C飽和水。，通過控制催化劑循環量和飽和水的循環量，控制第一、第二、第三、第四催化劑床層的溫度分別為450°C，500°C、550°C、60(rC。通入原料液化氣，其中丙烯、丙烷、丁烯、丁烷的摩爾比為O:5:1:5:
0.2:0.2:0:0。，控制氣體入口液化氣的重量空速為lh-Ι，反應壓力為l.0MPa，氣速0.2m/S。
[0077]原料氣體經過四個催化劑床層後，其轉化率為70%，單程芳烴選擇性烴基為55%，再經催化劑回收系統分離後，從裝置流出得到氣體產品。
[0078]將失活催化劑由失活催化劑出口連續移出進行再生，再生後的催化劑經催化劑入口連續返回裝置。第一、第二、第三、第四催化劑床層的催化劑質量分別佔催化劑總質量的30%、30%、30%, 10%。重複上述過程，使過程連續進行。
【權利要求】
1.一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，包括反應器殼體(1)，設置在反應器殼體(1)底部的氣體入口(2)和失活催化劑出口(8)，設置在反應器殼體(1)頂部的氣體出口(11)和催化劑加入口(7)，設置在反應器殼體(1)內、氣體入口(2)上方的氣體分布器(3)，設置在反應器殼體(1)內的催化劑回收系統(9)，所述催化劑回收系統(9)的頂部和氣體出口(11)連通，下部與催化劑底部的密相床層接觸，其特徵在於:還包括設置在反應器殼體(1)內和其相連的一個或多個橫向多孔分布板(4),橫向多孔分布板(4)將密相床層分割為多個催化劑密相區(5)，氣體分布器(3)的上方為第一催化劑密相區，在每個催化劑密相區內均設置有換熱管(10)以及與反應器殼體(1)連接的內構件(13)，內構件(13)用於破碎氣泡，每個催化劑密相區均連通有外溢流管(6 )，每個外溢流管(6 )的頂部均與和催化劑稀相區連通的外溢流管脫氣管(12)連通，底部與催化劑底部的密相床層即第一催化劑密相區連通。
2.根據權利要求1所述的一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，其特徵在於:所述密相床層被橫向多孔分布板(4)分為2~4個催化劑密相區,第一催化劑密相區和第二催化劑密相區之間為第一橫向多孔分布板,相鄰兩個橫向多孔分布板(4 )之間的安裝距離為反應器殼體(1)直徑的0.5~3倍,所述氣體分布器(3)與第一橫向多孔分布板之間的安裝距離為反應器殼體(1)直徑的5~10倍。
3.根據權利要求1所述的一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，其特徵在於:所述第一催化劑密相區和第二催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率是第二催化劑密相區和第三催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率的70~100%，是第三催化劑密相區和第四催化劑密相區之間的橫向多孔分布板的開孔率的50~100%。
4.根據權利要求1所述的一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，其特徵在於:所述每個催化劑密相區和外溢流管(6)的連通位置距離相應的橫向多孔分布板(4)的距離為反應器殼體(1)直徑的0.2~3倍，外溢流管(6)底部與催化劑底部的密相床層即第一催化劑密相區連通位置距離氣體分布器(3)的距離為反應器殼體(1)直徑的0.05~0.7倍；在含有3個或4個催化劑密相區流化床反應裝置中，上段的外溢流管的橫截面積是相鄰下段外溢流管橫截面積的1-1.2倍。
5.根據權利要求1所述的一種液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置，其特徵在於:所述氣體分布器(3)結構為管式、多孔板式或錐帽式。
6.權利要求1至5任一項所述的液化氣芳構化製備芳烴的流化床反應裝置的使用方法，其特徵在於:包括如下步驟: 步驟1:採用惰性氣體流化，從氣體入口(2)通入惰性氣體，再通過催化劑加入口(7)裝入催化劑，熱催化劑從催化劑加入口(7)進入上部床層，從底部失活催化劑出口(8)流出，同時通過在換熱管(10)中通入冷卻介質，維持不同床層位置的反應溫度；或通過換熱管(10)通入換熱介質，使反應器內部不同催化劑密相區的溫度為底部低，頂部高，並且達到反應溫度；所述進口熱催化劑床層溫度為580-700°C ;所述冷卻介質為飽和水，所述換熱介質為氮氣、煙氣或幹氣，溫度為700-900°C。 步驟2:通過氣體入口(2)通入原料液化氣氣體，採用逆流變溫控制方式，使烯烴主要在底部密相區發生反應，烷烴主要在頂部密相區發生反應，並得到氣體產品； 步驟3:分離氣體產品和催化劑，並回收催化劑；步驟4:進行催化劑再生； 步驟5:循環上述過程。
7.根據權利要求6所述的使用方法，其特徵在於:步驟I在裝入催化劑的同時，由氣體入口(2)經氣體分布器(3)通入300~600°C氮氣或水蒸氣。
8.根據權利要求6所述的使用方法，其特徵在於:步驟2所述原料液化氣氣體是丙烯、丙烷、丁烯、丁烷中一種或多種混合物，為多種混合物時，以任意比混合。
9.根據權利要求6所述的使用方法，其特徵在於:步驟2所述發生反應的反應壓力為0.1-1.0MPa，反應器中的表觀氣速為0.1-0.8m/s。
10.根據權利要求6所述的使用方法，其特徵在於:步驟2所述逆流變溫控制方式，為從氣體入口( 2 )到氣體出口( 11 )，溫度沿流化床軸向遞增，具體如下: (1)在含有2個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一催化劑密相區的溫度為380-520°C ;第二催化劑密相區的溫度為480-620°C ； (2)在含有3個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一催化劑密相區的溫度為380-480°C ;第二催化劑密相區的溫度為450-550°C ;第三段催化劑的密相區的溫度為520-620°C ； (3)在含有4個催化劑密相區流化床反應裝置中，靠近流化床反應裝置底部的第一段催化劑密相區的溫度為380-480°C ;第二段催化劑密相區的溫度為430-530°C ;第三段催化劑的密相區的溫度為480-580°C ;第四段催化劑的密相區的溫度為530-620°C。
【文檔編號】B01J8/24GK103908931SQ201410136947
【公開日】2014年7月9日 申請日期:2014年4月4日 優先權日:2014年4月4日
【發明者】湯效平, 騫偉中, 王彤, 崔宇, 黃曉凡, 魏飛, 梁彥鴻, 高長平, 丁煥德 申請人:華電煤業集團有限公司, 清華大學