一種由含氧化合物製取低碳烯烴的方法與流程
2023-04-29 20:34:06 3
本發明涉及一種由含氧化合物製取低碳烯烴的方法。
背景技術：
低碳烯烴(c2-c4烯烴)作為基本有機化工原料，在現代石油和化學工業中具有舉足輕重的地位，尤其是乙烯和丙烯。製取低碳烯烴的方法大致可以分為兩大類，即傳統石油路線和新興非石油路線。傳統的石油路線製取低碳烯烴的方法主要是蒸汽裂解和催化裂解工藝生產。自20世紀10年代以來，世界各國開始致力於研發非石油資源製取低碳烯烴的路線，取得了一些進展。
目前，含氧化合物製取低碳烯烴的催化劑一般含有zsm-5、sapo等分子篩。中國專利cn1359753a公開了一種金屬磷鋁酸鹽分子篩以及使用它將甲醇轉化為烯烴的方法，該專利中使用的催化劑是具有經驗式(elxalypz)o2的金屬磷鋁酸鹽分子篩，其中el是金屬，如矽或鎂，x、y和z分別是el、al和p的摩爾份數。分子篩主要是片狀晶體結構，其中平均最小的晶體尺寸至少為0.1微米，縱橫尺寸比(aspectratio)不大於5。使用這種催化劑所得到的產品含有較多量的乙烯(相對於丙烯)。
中國專利cn1084431a公開了一種甲醇轉化為輕烯烴的催化劑和反應工藝，含磷、稀土元素和孔結構調節劑的zsm-5型沸石催化劑及採用脫水反應器和2-n個反應-再生切換操作的多段絕熱固定床裂解反應器的反應過程，在高溫下(＞400℃)進行非循環操作，催化劑具有高活性、高選擇性、高抗水、熱穩定性和長反應壽命。在規模為日處理甲醇0.7-1噸的裝置上，甲醇轉化率為100％，c2-c4烯烴選擇性可大於85％，在線運轉時間可大於600小時，且單程操作周期可大於24小時。但是由於固定床反應器傳熱較慢，甲醇制輕烯烴反應為強放熱反應，容易出現熱點，造成裝置的損壞。
中國專利cn101318868a公開了一種由含氧化合物生成低碳烯烴的方法及裝置，解決現有技術中對反應器溫度無法實現靈活控制的問題。採用的技術方案為：反應產品物流通過熱交換器與含氧化合物原料換熱後進入急冷系統，換熱後的含氧化合物原料進冷卻換熱器調整溫度後進反應器，在所述反應器中設置取熱冷卻器取出反應器中的過剩反應熱。使用本發明方法可實現對反應器的反應溫度靈活控制，並大幅度減少催化劑在取熱設施內的磨損程度。
中國專利cn101270020a公開了一種甲醇生產低碳烯烴的方法，主要解決甲醇制低碳烯烴過程中目的產物選擇性較低的問題。採用包括：(a)將包括甲醇的含氧化合物原料加熱，在反應溫度為300～600℃、含氧化合物的原料重時空速為1～50小時-1、反應壓力(表壓)為0.05～10mpa的條件下，原料與矽鋁磷酸鹽分子篩催化劑在反應器內接觸；(b)將所述催化劑與反應產物分離；(c)將所述反應產物與包括甲醇的原料換熱，在保證反應產物熱量有效回收的情況下將包括甲醇的原料加熱到100～350℃；(d)重複(a)～(c)的技術方案，較好地解決了該問題，可用於低碳烯烴的工業生產中。
中國專利cn1617842a公開了一種由含氧化合物原料製備烯烴產物的方法，包括：a)讓原料在反應區中與包括i)具有規定開孔尺寸的分子篩和ii)co氧化金屬的催化劑在有效將原料轉化為包括c2-c3烯烴的烯烴產物料流和在催化劑上形成含碳沉積物以提供含碳催化劑的條件下接觸，反應壓力0.1kpa-100mpa；b)讓該含碳催化劑的至少一部分與包括氧的再生介質在包括具有密流體相和稀流體相的流化床再生器的再生區中在有效獲得再生催化劑部分的條件下接觸，其中在稀相的溫度和密相的溫度之間的差不高於100℃；c)將所述再生催化劑部分引入到所述反應區；和d)重複步驟a)-c)。
專利wo2006049864公開了一種由含氧物生成輕烯烴的方法和相應裝置，其中方法包括將含氧物進料流通過進料流分布器(3)送入oto反應器中；使含氧物與催化劑接觸生成包含輕烯烴、未反應含氧物和其它副產物的混合物；從所述輕烯烴和所述副產物中分離未反應含氧物和二烯烴；以及將未反應含氧物和二烯烴返回oto反應器。將未反應含氧物和二烯烴通過至少一個進料噴嘴在與含氧物進料流分開的某處送入所述反應器。該方法認為含氧物的轉化可以在較寬的壓力範圍(10.1kpa-10.1mpa)內進行，但並不是所有壓力都能取得比較好的結果，優選壓力為101.3kpa-1013.3kpa。
中國專利cn101544529a公開了一種含氧化合物制烯烴工藝反應生成氣預處理方法及設備，以解決現有技術中含氧化合物制烯烴反應生成氣溫度較高，且含有少量催化劑的缺點。該方法是將含氧化合物制烯烴工藝反應生成氣換熱後進入急冷塔，洗滌反應生成氣中攜帶的催化劑，同時降低反應生成氣的溫度，之後進水洗塔，進一步洗滌反應生成氣中攜帶的催化劑，然後送至烯烴分離單元。本發明還公開了用於該方法的由急冷塔和水洗塔組成的設備，急冷塔內部為空塔或設有擋板或塔盤，水洗塔內部設有擋板、填料或塔盤，在水洗塔底設有隔油設施。
由於含氧化合物製取低碳烯烴的反應過程總體是放熱反應，如果以純甲醇進料，甲醇制烯烴總反應熱一般在20～35kj/mol之間，在較小的水醇比時，絕熱溫升均在200℃以上，如果考慮mto反應過程中的副反應，絕熱溫升會更大。如此高的溫升，不但會影響mto反應結果，加速催化劑積炭速率，而且還需考慮催化劑的水熱穩定性。因此，要降低反應器內的溫升，一般需要設計取熱系統、降低反應物初始組成、降低進料溫度等措施來實現。
中國專利cn102951982a公開了一種降低含氧化合物制烯烴裝置能耗的方法。該方法將液態含氧化合物原料首先經原料預熱器預熱到一定溫度，然後分為兩股，一股經原料汽化器加熱氣化，成為氣相原料；另一股經霧化成為霧化的液相原料；氣相原料與霧化的液相原料在原料/反應氣換熱器前混合，以霧狀流的形式進入原料/反應氣換熱器，與來自反應器的高溫反應生成油氣充分換熱以回收高溫反應生成油氣的高溫位熱量，回收高溫位熱量後的原料完全氣化，成為高溫氣化原料氣，高溫氣化原料氣隨後進入反應器反應；來自反應器的高溫反應生成油氣經原料/反應氣換熱器換熱後送至後部急冷水洗系統。該方法可以有效地提高換熱器換熱效果、縮小換熱器體積、降低裝置能耗，但是該方法並未解決反應催化劑的降溫問題。
美國專利us09401078公開了一種將甲醇或二甲醚轉化為烯烴的方法。該方法包括使含有甲醇或二甲醚的物料與含沸石的催化劑相接觸的步驟，其中沸石具有10元環交叉孔道，如zsm-5，且當在120℃和2,2-二甲基丁烷的壓力為60託(8kpa)下測定時沸石對2,2-二甲基丁烷的擴散參數小於100秒-1。接觸步驟是在370～480℃、甲醇分壓為30～150psia且甲醇的單程轉化率小於95％下進行的。
美國專利us09378416公開了一種mto工藝快速流化床反應器，該反應器設置了上部沉降區和下部反應區，mto工藝是在下部反應區的密相區和連接沉降區的過渡區進行的，在有稀釋劑存在情況下原料通過包含非分子篩催化劑的密相區，部分轉換為低碳烯烴，再通過密相區上部的過渡區完全轉化。一部分催化劑從沉降區卸出，少部分再生，然後返回密相區上部，與此同時催化劑連續從沉降區循環回底部反應區。與傳統鼓泡床反應器相比，該工藝和設備提供的方法可以有效降低催化劑藏量。
美國專利us09887860公開了一種含氧化合物原料製取烯烴的工藝，該工藝採用sapo分子篩催化劑製取乙烯和丙烯。包括含氧化合物的原料與sapo分子篩催化劑在流化床反應器內接觸生成烯烴產物，該流化床反應器至少包括反應區和循環區。
美國專利us7038102公開了一種來自含氧化合物製取烯烴轉化過程的驟冷後流出反應產物氣流與液體接觸以捕獲催化劑細粉末方法，包括通過與催化劑細粉含量低的液體例如含氧化合物原料或經汽提和/或過濾的含氧化合物至烯烴轉化中的副產物水接觸從驟冷的氣態流出物中除去催化劑細粉，以解決反應油氣攜帶細粉對下遊設備的腐蝕和堵塞等問題。
中國專利cn101384685a提供了限制催化劑顆粒通過離開反應系統的烯烴產物物流和再生器煙道氣物流損失的方法。特別地，該發明提供了使用水流從反應器中和使用兩步分離法從再生器中脫除催化劑顆粒的方法，該兩步法包括使用催化劑細粉分離裝置。
目前，含氧化合物製取低碳烯烴技術採用的反應器主要有固定流化床反應器和密相流化床反應器等。固定床反應器床層傳熱效果較差，對於強放熱反應來說，如果不能及時將反應過程中釋放的熱量轉移出去，容易出現熱點，飛溫等問題，催化劑的更換和再生相對麻煩。固定床反應器的直徑和高度雖然沒有嚴格限制，但考慮到流體分配和製作成本、安全等因素，通常反應器設計採用的高/徑比為2.5～12。早期催化裂化反應也採用固定床反應器，催化裂化反應中催化劑上會發生積碳，需要進行再生反應恢復催化劑活性，因此採用固定床反應器時需要間斷進行反應和再生，為了保證連續進料及其他操作的連續性，至少需要三個以上的反應器。密相流化床反應器屬於鼓泡床和湍動床範疇，其空塔線速一般在0.2～1.5m/s，空速在2-10h-1，因此反應停留時間一般比較長，由於密相流化床反應器線速低，因此往往存在返混，影響產品分布和質量，另外一方面反應器的直徑相對較大。一般認為含氧化合物製取低碳烯烴技術的反應是分子數量增加的反應，低反應壓力有利於化學平衡向生成低碳烯烴方向進行，考慮到工程因素，國內外mto技術仍然採用類似催化裂化工藝流程，反應器採用密相流化床反應器，反應壓力也與催化裂化工藝相似，即0.1～0.3mpa(表壓)，但帶來的問題是反應器尺寸過大。例如由於現有mto裝置採用與催化裂化相似的旋風分離器，在生產過程中催化劑的自然跑損是無法避免的，尤其是當催化劑中粒度≦20μm的催化劑細粉增多的時候，這會對後續的產物分離帶來不利影響，對催化劑的重複使用也是不利的。另外，生成烯烴在反應器內停留時間長，氫轉移反應增加，對多產低碳烯烴也是非常不利的。
儘管以往認為低壓有利於分子增大的反應，但例如有的專利cn1321953和wo2006049864公布反應壓力可以達到100mpa，其採用反應再生流程仍然與傳統的fcc類似催化劑循環系統，通過反應和再生的差壓來控制催化劑的流動。
提升管反應器線速相對較高，例如催化裂化裝置的等直徑提升管反應器，一般入口線速為4～7m/s，隨著裂化反應的進行，出口線速為12～18m/s，反應時間在2～4秒，抑制了一些對產品質量有益的二次反應。由於提升管反應器中油氣和催化劑的流動接近平推流，因此需要保證進入提升管反應器的催化劑是連續輸送的。
技術實現要素：
本發明的目的是提供一種由含氧化合物製取低碳烯烴的方法，該方法所採用的高壓反應條件能夠為含氧化合物製取低碳烯烴的反應提供更加均勻的流化狀態，改善產品分布，同時增加裝置的處理量。
本發明提供一種由含氧化合物製取低碳烯烴的方法，該方法包括：將包括含氧化合物的原料送入反應器中與來自再生器的再生催化劑接觸並進行脫水制烯烴反應，產生富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑；將富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑分離，將分離後的富含低碳烯烴的油氣送入產品分離回收系統，將待生催化劑送入再生器在含氧氣氛中進行燒焦再生，得到的再生催化劑送入反應器中用於脫水制烯烴反應；其中，所述脫水制烯烴反應的反應壓力為0.5-10兆帕。
優選地，所述脫水制烯烴反應的條件為：反應溫度為200～700℃，反應壓力為0.8～5mpa。
優選地，所述脫水制烯烴反應的條件為：反應溫度為250～600℃，反應壓力為1～3.5mpa。
優選地，所述燒焦再生的條件為：再生溫度為450～790℃，再生壓力為0.5～10mpa，所述的含氧氣氛為以空氣、氧氣、氮氣稀釋的空氣、二氧化碳或者富氧氣體作為流化介質。
優選地，該方法還包括：將經所述產品分離回收系統分離得到的c4+烴類返回所述反應器一起進行所述的脫水制烯烴反應。
優選地，所述反應器和/或再生器可選地設置有至少一個取熱設備。
優選地，將稀釋劑與所述包括含氧化合物的原料一起送入反應器中；其中，所述稀釋劑為選自水蒸氣、氮氣、甲烷、氫氣、乙烷、丙烷、丁烷、一氧化碳和二氧化碳中的至少一種，所述包括含氧化合物的原料與稀釋劑的摩爾比為(12-1):1。
優選地，所述包括含氧化合物的原料中所述含氧化合物為選自醇類、醚類和脂類中的至少一種。
優選地，所述脫水制烯烴催化劑為分子篩催化劑，其中，所述分子篩催化劑中的分子篩為矽鋁磷酸鹽分子篩和/或矽鋁酸鹽分子篩。
優選地，述脫水制烯烴催化劑的總含碳量為4～30重％。
優選地，所述反應器為選自密相床型反應器、快速床型反應器和提升管型反應器中的至少一種。
優選地，所述提升管型反應器為等徑提升管反應器、等線速提升管反應器、變徑提升管反應器或者提升管加密相床反應器。
優選地，該方法還包括：從所述反應器中下遊的一個或多個激冷介質管線向所述反應器中注入激冷介質；其中，所述激冷介質為激冷劑或冷卻的催化劑，所述激冷劑為未預熱的所述含氧化合物原料和/或水。
優選地，通過反應器過濾器和/或旋風分離器使富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑分離，通過再生器過濾器和/或旋風分離器使燒焦再生所得再生煙氣和再生催化劑分離；其中，所述反應器過濾器和再生器過濾器各自獨立地為金屬燒結多孔材料和/或陶瓷多孔材料，所述反應器過濾器的2μm顆粒過濾精度為99.9％，所述再生器過濾器的10μm顆粒過濾精度為99.9％。
本發明的由含氧化合物製取低碳烯烴的方法與現有方法相比，主要優點如下：
1、反應器採用高壓條件，可以有效降低反應器尺寸，改善催化劑在反應器中分布，改善產品分布，提高目標產物的選擇性和產量；
2、反應器採用過濾器使固體催化劑和氣體產物分離，有效過濾掉氣體產物中攜帶的催化劑粉塵，克服了採用旋風分離器分離催化劑和反應產物而產生的催化劑自然跑損問題；
3、再生器採用過濾器使固體催化劑和氣體產物分離，有效過濾掉再生煙氣攜帶的催化劑粉塵，同時可以有效控制催化劑細粉含量；
4、反應採用高壓條件，後續產品分離過程不需要再設置壓縮機以提高產品分離烯烴壓力，可以改善分離效果並降低能耗和設備投資。
本發明的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。
附圖說明
附圖是用來提供對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。在附圖中：
圖1包括本發明方法的第一種具體實施方式的流程示意圖，也包括本發明方法的第一種具體實施方式所採用裝置的結構示意圖；
圖2包括本發明方法的第二種具體實施方式的流程示意圖，也包括本發明方法的第二種具體實施方式所採用裝置的結構示意圖；
本發明還可以包括其它具體實施方式，並不限於上述方式。
附圖標記說明
1密相床反應器2流化床再生器3進料線4進料分配器
5取熱器6降塵帽7旋風分離器8反應產物線
9主風10取熱器11旋風分離器
12煙氣線13管線14管線
101提升管反應器102擴徑提升管103密相床反應器
104沉降區105再生器106預提升線107進料線
108過濾器109反應產物線110取熱器
111取熱器112主風113取熱器
114過濾器115煙氣線116管線117管線
具體實施方式
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於說明和解釋本發明，並不用於限制本發明。
本發明提供一種由含氧化合物製取低碳烯烴的方法，該方法包括：將包括含氧化合物的原料送入反應器中與來自再生器的再生催化劑接觸並進行脫水制烯烴反應，產生富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑；將富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑分離，將分離後的富含低碳烯烴的油氣送入產品分離回收系統，將待生催化劑送入再生器在含氧氣氛中進行燒焦再生，得到的再生催化劑送入反應器中用於脫水制烯烴反應；其中，所述脫水制烯烴反應的反應壓力為0.5-10兆帕。
根據本發明，脫水制烯烴反應是本領域技術人員所熟知的，但是現有技術一般在常壓條件下進行，試驗研究表明：高壓條件的反應器中氣泡尺寸變小變多，更加均勻，反應器軸向和徑向氣泡分布更加均勻，本發明的脫水制烯烴反應在高壓下進行，其條件優選為：反應溫度可以為200～700℃，優選為250～600℃；反應壓力可以為0.8-5mpa，優選為1～3.5mpa。
根據本發明，燒焦再生是本領域所屬技術人員所熟知的，其條件可以為：再生溫度可以為450～790℃，優選為500～600℃，再生壓力可以為0.5～10mpa，優選為0.8～5mpa，所述的含氧氣氛可以為以空氣、氧氣、氮氣稀釋的空氣、二氧化碳或者富氧氣體作為流化介質，優選為二氧化碳和/或氧氣。
根據本發明，本領域技術人員可以理解的是，所述富含低碳烯烴的油氣經產品分離回收系統分離後可以得到一部分c4+烴類，為了增加低碳烯烴的選擇性，可以將所述c4+烴類返回所述反應器一起進行所述的脫水制烯烴反應，將c4+烴類裂化為低碳烯烴，所述c4+烴類指c4及c4以上烴類。
由於含氧化合物製取低碳烯烴和待生催化劑的再生都是放熱反應，所述反應器和/或再生器可以可選地設置至少一個取熱設備，這是本領域技術人員所熟知的。另外，為了控制催化劑的流動，連接反應器和再生器的管線上可以設有閥門。
根據本發明，為了有利於脫水制烯烴反應向正反應方向進行，可以將稀釋劑與所述包括含氧化合物的原料一起送入反應器中；其中，所述稀釋劑可以為選自水蒸氣、氮氣、甲烷、氫氣、乙烷、丙烷、丁烷、一氧化碳和二氧化碳中的至少一種，所述包括含氧化合物的原料與稀釋劑的摩爾比可以為(12-1):1。
根據本發明，所述含有含氧化合物原料是本領域技術人員所熟知的，其中所述含氧化合物可以為選自醇類、醚類和脂類中的至少一種，優選自甲醇、乙醇、甲醚、乙醚、甲乙醚、碳酸二甲酯和甲酸甲酯中的至少一種，更優選為甲醇，也可以是其它工業或天然含氧化合物，本發明並沒有限制。
根據本發明，脫水制烯烴催化劑是本領域技術人員所熟知的，例如，可以為分子篩催化劑，所述分子篩催化劑中的分子篩可以為矽鋁磷酸鹽分子篩和/或矽鋁酸鹽分子篩，所述矽鋁磷酸鹽分子篩可以為sapo系列和/或srm系列分子篩，所述矽鋁酸鹽分子篩可以為zsm系列和/或zrp系列分子篩。另外，所述分子篩可以負載選自鹼土金屬、k、zr、ti、co、mo、ni、pt、pd、la、ce、cu、fe、b、si、p、sn、pb、ga、cr、v、sc、ge、mn、la、al、ni和fe中的至少一種元素。
根據本發明，所述反應器是本領域技術人員所熟知的，例如可以為選自密相床型反應器、快速床型反應器和提升管型反應器中至少一種。
根據本發明，所述密相床型反應器是本領域技術人員熟知的，例如，可以是等直徑密相床反應器、等線速密相床反應器、變徑密相床反應器或者快速床加密相床反應器。另外，所述密相床型反應器沿垂直方向從下至上還可以設置進料汽提段、分配器、密相床、擴徑密相床、縮徑、降塵罩、沉降區等工業上常用裝置，使所述密相床型反應器能夠連續運行；其中，所述沉降區、過濾器等裝置可以構成所述油劑分離區，所述油劑分離區也可以包括其它使待生催化劑和油氣分離的裝置，本發明並沒有限制。
根據本發明，所述快速床型反應器是本領域技術人員熟知的，例如，可以是等直徑快速床反應器、等線速快速床反應器、變徑快速床反應器或者提升管加快速床反應器。另外，所述快速床型反應器沿垂直方向從下至上還可以設置進料預提升段、快速床、激冷介質管線、擴徑快速床、縮徑、快分、汽提段、沉降區和過濾器等工業上常用裝置，使所述快速床型反應器能夠連續運行；其中，所述沉降區和過濾器等裝置可以構成所述油劑分離區，所述油劑分離區也可以包括其它使待生催化劑和油氣分離的裝置，本發明並沒有限制。
根據本發明，所述提升管型反應器是本領域技術人員熟知的，例如，可以是等徑提升管反應器、等線速提升管反應器、變徑提升管反應器或者提升管加密相床反應器。另外，所述提升管型反應器沿垂直方向從下至上還可以設置預提升段、提升管、激冷介質管線、擴徑提升管、縮徑、快分、汽提段、密相段、沉降區和過濾器等工業上常用裝置，使所述提升管型反應器能夠連續運行；其中，所述沉降區和過濾器等裝置可以構成所述油劑分離區，所述油劑分離區也可以包括其它使待生催化劑和油氣分離的裝置，本發明並沒有限制。根據本發明，所述提升管型反應器的密相床可以不形成密相床，即「零料位」。
由於含氧化合物製取烯烴的反應是放熱反應，根據本發明，所述反應器可以設置一個或多個激冷介質管線，控制反應溫度。根據本發明的一種具體實施方式，可以從所述反應器的中下遊(相對於物料流向)的一個或多個激冷介質管線向所述反應器中注入激冷介質；其中，所述激冷介質可以為激冷劑或冷卻的催化劑，所述激冷劑可以為未預熱的所述含氧化合物原料和/或水。
根據本發明，脫水制烯烴催化劑的總含碳量可以為4～30重％，優選為6～20重％，進一步優選為8～15重％。本發明所述催化劑的總含碳量也稱催化劑定碳，即催化劑上積炭含量，是指催化劑上積炭佔催化劑的質量百分數。
為了使所述富含低碳烯烴油氣和待生催化劑進行分離，可以通過傳統的旋風分離器，這是本領域技術人員所熟知的，本發明對此不進行詳細描述。
為了使燒焦再生所得再生煙氣和再生催化劑進行分離，可以通過傳統的旋風分離器，這是本領域技術人員所熟知的，本發明對此不進行詳細描述。
根據本發明的一種優選的具體實施方式，可以通過反應器過濾器使富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑分離，其中，所述反應器過濾器可以採用多孔材料製備，例如，可以為金屬燒結多孔材料和/或陶瓷多孔材料；所述反應器過濾器的2μm顆粒過濾精度可達到99.9％，優選地，所述反應器過濾器的1.2μm顆粒過濾精度可達到99.9％；另外，可以使用反吹氣對所述過濾器進行反吹清理濾餅；反吹氣可以為選自含烴氣體、幹氣、氮氣和水蒸氣中的一種或幾種。
根據本發明的一種優選的具體實施方式，可以通過再生器過濾器使燒焦再生所得再生煙氣和再生催化劑分離，其中，所述再生器過濾器可以採用多孔材料製備，例如，可以為金屬燒結多孔材料和/或陶瓷多孔材料；所述再生器過濾器的10μm顆粒過濾精度可達到99.9％，優選地，所述再生器過濾器的8μm顆粒過濾精度可達到99.9％；另外，可以使用反吹氣對所述過濾器進行反吹清理濾餅；反吹氣可以為選自含烴氣體、幹氣、氮氣、煙氣、二氧化碳、一氧化碳、空氣和水蒸氣中的至少一種。
下面結合附圖進一步說明本發明的具體實施方式，但本發明並不因此而受到任何限制。
第一種具體實施方式
如圖1所示，包括含氧化合物的原料自進料線3經進料分配器4進入密相床型反應器1，與經管線13從再生器2輸送來的帶炭再生催化劑接觸並進行脫水制烯烴的反應，內取熱器5取出密相床反應器1的多餘熱量，產生的富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑經降塵冒6降塵進入沉降區，富含低碳烯烴的油氣及攜帶的待生催化劑細粉經旋風分離器7分離後，富含低碳烯烴的油氣經管線8送入產品分離回收系統(未圖示)，積炭的待生催化劑經汽提後經管線14送入再生器2。
待生催化劑經管線14送入流化床再生器2與來自管線9的主風逆流接觸低溫燒焦再生，多餘熱量經內取熱器10取出，煙氣和再生催化劑經旋風分離器11分離，煙氣經管線12送入後續能量回收、淨化系統(未圖示)。
第二種具體實施方式
如圖2所示，來自管線116的再生催化劑經預提升線106預提升氣提升後送入提升管型反應器的提升管反應器101，包括含氧化合物的原料和稀釋劑經進料線107進入提升管反應器101，與再生催化劑接觸並發生脫水制烯烴反應，反應後油氣在擴徑提升管102內繼續反應，反應放出的多餘熱量經取熱器110取走並控制反應溫度，反應油氣和催化劑進入密相床反應器103，未轉化的原料在密相床反應器103與催化劑繼續接觸反應，多餘反應熱由取熱器111取出，得到富含低碳烯烴的油氣和待生催化劑進入沉降區104沉降後，待生催化劑進入密相床反應器103，富含低碳烯烴的油氣及攜帶的待生催化劑細粉經過濾器108過濾後，富含低碳烯烴的油氣經管線109送入產品分離回收系統(未圖示)，過濾後的待生催化劑細粉沉降返回密相床反應器103。待生催化劑在汽提段汽提後經管線117送入再生器105。
待生催化劑經管線117送入流化床再生器105與來自管線112的主風接觸低溫燒焦再生，多餘熱量經內取熱器113取出，煙氣和再生催化劑經過濾器114分離，煙氣經管線115送入後續能量回收、淨化系統(未圖示)。
下面將通過實施例來進一步說明本發明，但是本發明並不因此而受到任何限制。
本發明實施例氣體產品採用氣相色譜進行測定，液體產品採用液相色譜進行測定，並計算烴類產品產量和選擇性等，其中，將c5-c12的烴類歸屬於汽油。
本發明實施例中所述選擇性的計算方法為含氧化合物製取烴的同樣方法(以乙烯為例)：
乙烯選擇性＝乙烯產量/非水產物產量；
非水產物包括：h2、甲烷、c2及c2以上烴類(包括焦炭，不包括含氧化合物)。
實施例和對比例所用催化劑製備方法如下所示：
將1417克磷酸(85％磷酸，化學純試劑，下同)和5530克去離子水加入到置於45℃水浴中的成膠釜中混合併攪拌均勻，攪拌30分鐘後向其中加入1165克水合氧化鋁(含72％al2o3，中國石化催化劑長嶺分公司生產，下同)，攪拌混合2小時。然後，將730克二乙胺(化學純試劑，下同)和810克二正丙胺(化學純試劑，下同)分別加入到上述成膠釜中，繼續攪拌混合1小時後，加入1538克矽溶膠(含26％sio2，北京長虹化工廠生產，下同)，攪拌均勻後加入80克afo結構磷酸鋁分子篩(按中國專利cn1541942a實施例1的方法合成)，充分攪拌2小時，製成反應混合物。將反應混合物裝封入不鏽鋼晶化釜，在190℃和自生壓力下攪拌晶化40小時。然後將晶化產物過濾、洗滌、並在100～110℃烘乾，即得分子篩原粉產品a。
將1165克水合氧化鋁與3500g去離子水加入到置於65℃水浴中的成膠釜中攪拌混合30分鐘後，加入由1417克磷酸和2180克去離子水配置成的溶液並攪拌混合2小時。然後，加入385克矽溶膠，攪拌0.5小時，將900克二乙胺和812克二正丙胺的混合物加入到上述成膠釜中，繼續攪拌混合1小時後，攪拌均勻後加入60克上述合成的分子篩原粉產品a，充分攪拌2小時，製成反應混合物。將反應混合物封裝入不鏽鋼晶化釜，在190℃和自生壓力下攪拌晶化48小時。然後將晶化產物過濾、洗滌、並在100～110℃烘乾，即得分子篩原粉產品b，為純相srm-4。
將上述的srm-4分子篩原粉產品b(幹基為1.35kg)焙燒後與脫陽離子水打漿成漿液4.5kg，另用1.46kg脫陽離子水將1.25kg高嶺土和2.79kg矽溶膠打漿均勻，加入上述分子篩漿液後攪拌均勻，噴霧乾燥成型，所得微球在馬弗爐內升溫至550℃，並恆溫焙燒1h，即得催化劑c。以幹基重量計，催化劑c中srm-4分子篩佔45重％，高嶺土佔35重％，矽溶膠佔20重％。
實施例1-2
實施例1-2按圖2所示工藝進行，具體反應和再生條件以及反應結果見表1。
對比例1
對比例1採用常規工藝進行，採用與實施例1-2相同的反應器和再生器，即反應壓力小於0.5兆帕，具體反應和再生條件以及反應結果見表1。
從表1可以看出，採用本發明的方法，反應壓力在0.5兆帕以上，在其它操作條件相同情況下，本發明低碳烯烴產量明顯增加，與對比例1相比，實施例1中乙烯和丙烯的產量從0.43kg/h提高到4.79kg/h，提高幅度高達1000倍；實施例2中乙烯和丙烯的產量從0.43kg/h提高到2.54kg/h，提高幅度高達490倍。通過採用本發明提供的方案，低碳烯烴的選擇性並沒有因為反應壓力的提高而降低。
表1為本發明實施例1-2和對比例1的具體反應和再生條件以及反應結果