一种高效裂解C3-C9非芳烃制备芳烃的系统与方法 |
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| 申请号 | CN202210660731.3 | 申请日 | 2022-06-13 | 公开(公告)号 | CN114950281A | 公开(公告)日 | 2022-08-30 |
| 申请人 | 清华大学; | 发明人 | 崔超婕; 骞伟中; 王宏梅; | ||||
| 摘要 | 本 申请 提供的一种高效裂解C3‑C9非芳 烃 制备芳烃的系统与方法，属于化学工艺过程及设备技术领域，包括：下行式 流化床 反应器和再生流化床反应器，其中，下行式流化床反应器包括 自上而下 设置的高温反应区和低温反应区。本申请通过在下行式流化床反应器的高温反应区进行芳构化，然后在低温反应区进行烯烃与芳烃的烷基化，打破反应平衡，最大限度地生成烷基芳烃；下行式流化床反应器中短的气固 接触 时间特性，既保证了最高限度的转化，又使得催化剂的积焦状态可控，通过移出再生及再生后返回，实现连续反应，解决催化剂因积焦活性降低影响芳烃收率，以及气固并流上行式反应器或固定床的弊端。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统，其特征在于，包括： |
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| 说明书全文 | 一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法技术领域[0001] 本发明属于化学工艺过程及设备技术领域，尤其涉及一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法。 背景技术[0002] 芳烃是重要的石油化工平台化合物以及高性能汽油、航空煤油中的重要组分。现在主流的芳烃制备技术为石脑油重整，制备过程中会生成C3‑C5非芳烃副产物，会降低制备过程的经济性。同时，新型的煤化工如甲醇制烯烃合成气制备油品也会副产大量的C3‑C9非芳烃。这些副产的C3‑C9非芳烃本身经济价值较低。因此，将C3‑C9低值非芳烃转化为芳烃是一种重要的技术路线。 [0003] 然而，这些C3‑C9低值非芳烃比较惰性，需要较高的温度进行转化，这会导致金属分子筛基催化剂积焦太快，积焦活性下降，芳烃收率降低。此外，现有的将C3‑C9低值非芳烃转化为芳烃的工艺使用气固并流上行式反应器或固定床，前者存在固体返混、转化率不高、积焦率高的问题；后者存在反应与再生切换不及时的弊端，这些问题亟待解决。 发明内容[0004] 本申请针对上述现有技术中存在的问题，提供了一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法，在下行式流化床反应器的高温区生成烯烃、芳烃的混合物，然后在低温区进行烯烃与芳烃的烷基化，打破反应平衡，最大限度地生成烷基芳烃；下行式流化床反应器中短的气固接触时间与平推流反应特性，既保证了最高限度的转化，又使得催化剂的积焦状态可控，从而移出再生及再生后返回，解决现有技术中催化剂因积焦活性降低影响芳烃收率，以及气固并流上行式反应器或固定床的弊端。 [0005] 为了实现上述目的，本申请采用的具体技术方案是： [0006] 第一方面，本申请提供了一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统，包括： [0007] 下行式流化床反应器，所述下行式流化床反应器包括：气体与固体入口、高温反应区、低温反应区、气体与固体出口、多孔分布板、换热器；其中，所述气体与固体入口、高温反应区、低温反应区、气体与固体出口自上而下设置，所述多孔分布板设置于所述高温反应区与所述低温反应区之间，所述换热器设置于所述低温反应区中； [0008] 再生流化床反应器，所述再生流化床反应器包括：气体入口、除积焦反应区、气体出口、积焦催化剂入口、再生催化剂出口；其中，所述气体入口、除积焦反应区、气体出口自下而上设置，所述积焦催化剂入口在所述除积焦反应区靠近所述气体入口的一侧；所述再生催化剂出口在所述除积焦反应区靠近所述气体出口的一侧。 [0009] 可选的，所述下行式流化床反应器的所述气体与固体入口与所述再生流化床反应器的所述再生催化剂出口通过管道相连； [0010] 所述下行式流化床反应器的所述气体与固体出口与所述再生流化床反应器的所述积焦催化剂入口通过管道相连。 [0011] 可选的，所述下行式流化床反应器的物理参数设置为： [0012] 所述高温反应区的长度为所述低温反应区长度的2‑4倍； [0013] 所述高温反应区的温度为520‑580℃； [0014] 所述低温反应区的温度为280‑380℃； [0015] 所述下行式流化床反应器的操作压力为0.1‑1.0MPa。 [0016] 可选的，所述再生流化床反应器的物理参数设置为： [0017] 所述再生流化床反应器的温度为600‑750℃； [0018] 所述再生流化床反应器的操作压力为0.1‑1.0MPa。 [0019] 第二方面，本申请提供了一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法，基于上述高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统，包括如下步骤： [0020] (1)将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂； [0021] (2)将所述预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂与反应原料一起从所述下行式流化床反应器的所述气体与固体入口送入，进入所述高温反应区，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物； [0022] (3)所述高温反应区反应产物与所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂一起经过所述多孔分布板，进入所述下行式流化床反应器的所述低温反应区，开启所述换热器，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂； [0023] (4)所述芳烃气体产品与积焦后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂一起从所述下行式流化床反应器的所述气体与固体出口送出，并进入分离； [0024] (5)分离所得的积焦后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂通过所述再生流化床反应器的所述积焦催化剂入口进入所述除积焦反应区；从所述气体入口向所述除积焦反应区通入含氧气体，控制反应温度进行反应，对积焦后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂上的积焦去除，得到再生后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂和气体产物，所述气体产物从所述气体出口出所述再生流化床反应器； [0025] (6)将再生后的所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂从所述再生催化剂出口送出，通过所述下行式流化床反应器的所述气体与固体入口送入； [0026] (7)重复上述(2)‑(6)过程，实现所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂的再生速率可以保持所述芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0027] 可选的，所述方法步骤包括如下特征(1)～(4)中的至少一者： [0028] (1)所述预加热温度为500‑600℃； [0029] (2)所述高温反应区反应产物为H2、C1‑C5烃和芳烃； [0030] (3)所述高温反应区基于原料的芳烃收率为55‑70％； [0031] (4)所述低温反应区基于原料的芳烃收率为90‑98.5％； [0032] (5)所述含氧气体为空气、氧气或惰性气体与氧气的混合气体，其中所述惰性气体与氧气的混合气体中氧气的体积分数为5‑95％。 [0033] 可选的，所述的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法中，所述反应原料为C3‑C9非芳烃中的一种或多种。 [0034] 可选的，所述的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法中，C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为经过磷改性的金属负载的分子筛。 [0035] 可选的，所述经过磷改性的金属负载的分子筛，包括： [0036] 由分子筛、负载金属、改性磷组成，其中， [0037] 所述分子筛为ZSM‑5、ZSM‑12、MCM‑22中的一种或多种；所述分子筛占所述经过磷改性的金属负载的分子筛的质量分数为86‑96％； [0038] 所述改性磷占所述经过磷改性的金属负载的分子筛的质量分数为1‑4％； [0040] 可选的，所述的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法中，所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂处理所述C3‑C9非芳烃的空速为1‑50kg/kg催化剂/小时。 [0041] 相较于相关技术，本申请所提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法至少具有以下优点： [0042] (1)本申请通过在下行流化床反应器中设置不同温度的反应区域，使得C3‑C9非芳烃转化生成的芳烃能够和副产物烃中的活泼组分一起烷基化生成更多的芳烃产品，打破反应平衡，使芳烃产品的收率提高，制造成本与控制成本降低；由于芳烃分子量大，易冷凝，减少了后续分离的负担，循环物料相应减少，有效降低能耗。 [0043] (2)本申请采用下行流化床反应器，利用下行床的顺重力场优势，短的接触停留时间，使得催化剂不返混，积焦的催化剂可以迅速输出，实现烧焦再生。使得催化剂的活性最高，能够始终保持高的芳烃选择性与高收率。与传统的气固并流向上等具有固体返混的反应器来说，有效控制成本；与催化剂不动的固定床相比，该反应器技术既保证了原料的转化，又解决催化剂的再生与保持适宜的状态，使生产芳烃的效率提高，能耗降低。 [0044] (3)本申请通过设置再生流化床反应器，积焦的催化剂进入再生流化床反应器，除去催化剂上的积焦后，输送到下行流化床反应器的入口，使催化剂的催化活性保持在较高的水准，在保证芳烃产品高选择性和高收率的同时，实现整个系统的连续反应。附图说明 [0045] 为了更清楚地说明本申请实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本申请的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。 [0046] 图1示出了本申请实施例提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统的工作原理图； [0047] 图2示出了本申请实施例提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法的流程示意图。 [0048] 附图1标记说明：101、下行式流化床反应器；1、气体与固体入口；2、高温反应区；3、多孔分布板；4、低温反应区；5、换热器；6、气体与固体出口；102、再生流化床反应器；7、气体出口；8、除积焦反应区；9、气体入口；10、再生催化剂出口；11、积焦催化剂入口。 具体实施方式[0049] 提供下述实施例是为了更好地进一步理解本发明，并不局限于所述最佳实施方式，不对本发明的内容和保护范围构成限制，任何人在本发明的启示下或是将本发明与其他现有技术的特征进行组合而得出的任何与本发明相同或相近似的产品，均落在本发明的保护范围之内。 [0050] 实施例中未注明具体实验步骤或者条件，按照本领域内的现有技术所描述的常规实验步骤的操作或条件即可进行。所用试剂以及其他仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规试剂产品。 [0051] 现有技术将C3‑C9低值非芳烃转化为芳烃的工艺中，金属分子筛基催化剂因积焦导致活性降低从而影响芳烃收率，且使用气固并流上行式反应器或固定床，存在固体返混、转化率不高、积焦率高和反应与再生切换不及时的问题。 [0052] 有鉴于此，本申请通过在下行式流化床反应器的高温区生成烯烃、芳烃的混合物，然后在低温区进行烯烃与芳烃的烷基化，打破反应平衡，最大限度地生成烷基芳烃；下行式流化床反应器中短的气固接触时间与平推流反应特性，既保证了最高限度的转化，又使得催化剂的积焦状态可控，从而移出再生及再生后返回，实现连续反应，解决现有技术中催化剂因积焦活性降低影响芳烃收率，以及气固并流上行式反应器或固定床的弊端。 [0053] 参照图1所示，示出了本申请实施例的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统的工作原理图。 [0054] 第一方面，在本申请实施例中，提供了一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统，包括： [0055] 下行式流化床反应器101，所述下行式流化床反应器101包括：气体与固体入口1、高温反应区2、低温反应区4、气体与固体出口6、多孔分布板3、换热器5；其中，所述气体与固体入口1、高温反应区2、低温反应区4、气体与固体出口6自上而下设置，所述多孔分布板3设置于所述高温反应区2与所述低温反应区4之间，所述换热器5设置于所述低温反应区4中； [0056] 再生流化床反应器102，所述再生流化床反应器102包括：气体入口9、除积焦反应区8、气体出口7、积焦催化剂入口、再生催化剂出口；其中，所述气体入口9、除积焦反应区8、气体出口7自下而上设置，所述积焦催化剂入口11在所述除积焦反应区8靠近所述气体入口9的一侧；所述再生催化剂出口10在所述除积焦反应区8靠近所述气体出口7的一侧。 [0057] 所述下行式流化床反应器101的所述气体与固体入口1与所述再生流化床反应器102的所述再生催化剂出口10通过管道相连；所述下行式流化床反应器101的所述气体与固体出口6与所述再生流化床反应器102的所述积焦催化剂入口11通过管道相连。 [0058] 具体实施时，下行式流化床反应器101设置温度不同的两个反应区域(高温反应区2和低温反应区4)，其中高温反应区2用于高温热裂解C3‑C9非芳烃，生成芳烃产品和C1‑C5的小分子烃副产物，由于C1‑C5的小分子烃副产物的生成，使得芳烃产品的收率不高，降低了过程的经济性。因此，本申请实施例在高温反应区2下方设置了低温反应区4，用于进行副产物中活泼组分的再次利用，将副产物中活泼组分与芳烃的进行烷基化，打破反应平衡，最大限度地生成烷基芳烃，提升芳烃产品的收率。 [0059] 在下行式流化床反应器101中由于裂解反应温度较高，反应过程中会生成炭与焦生成覆盖在催化剂上影响催化剂的活性，从而对芳烃收率产生不良影响，本申请实施例设置了再生流化床反应器102用于除去催化剂上的积焦，使催化剂的催化活性保持在较高的水准，在保证芳烃产品高选择性和高收率的同时，实现整个系统的连续反应。 [0060] 本申请实施例采用下行式流化床反应器101用于原料的裂解反应制备芳烃，下行式流化床中物料自上而下的移动方向具有顺重力场的优势，因此催化剂顺重力方向自上而下移动，先参与反应的原料与积焦的催化剂不会逆重力而上与未参与反应的原料、催化剂混合，使得催化剂不会产生返混现象，接触停留时间短；由于下行式流化床反应器101的平推流反应特性，使反应器中物料的各种参数(如温度)只随物流流动方向变化，而不随时间变化，反应物料在反应器内具有相同的停留时间，反应速率随空间位置的变化只限于轴向，反应速率径向均匀；且已积焦的催化剂可以顺重力场迅速送出下行式流化床反应器101，并进入再生流化床反应器102进行脱焦再生送回下行式流化床反应器101，使得参与裂解反应的催化剂的催化活性保持在最高水平，从而始终保持芳烃产品的高选择性和高收率。与传统的气固并流向上等具有固体返混的反应器来说，控制成本低10％；与催化剂不动的固定床相比，本申请实施例采用下行式流化床反应器101既保证了原料的转化，又解决了催化剂再生与保持适宜的状态，是生产芳烃产品的收率提升了30‑50％，能耗降低了50‑60％。 [0061] 所述下行式流化床反应器101的物理参数设置为： [0062] 所述高温反应区2的长度为所述低温反应区4长度的2‑4倍；所述高温反应区2的温度为520‑580℃；所述低温反应区4的温度为280‑380℃；所述下行式流化床反应器101的操作压力为0.1‑1.0MPa。 [0063] 所述再生流化床反应器102的物理参数设置为： [0064] 所述再生流化床反应器102的温度为600‑750℃；所述再生流化床反应器102的操作压力为0.1‑1.0MPa。 [0065] 具体实施时，根据下行式流化床反应器101的平推流反应特性，反应物料在反应器内具有相同的停留时间，反应速率随空间位置的变化只限于轴向，高温反应区2中的反应原料占比相比低温反应区4更多，因此设置高温反应区2的长度更长，以使反应原料能在高温反应区2内进行充分的反应，提升芳烃产品在高温反应区2的收率。高温反应区2主要发生裂解反应，设置温度较高，低温反应区4主要发生烷基化反应，通过换热器5控制低温反应区4的反应温度变化，使物料在流动于不同区域时，因温度差异发生不同类型的反应。 [0066] 第二方面，本申请实施例提供了一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法，基于第一方面的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统，如图2所示为本申请实施例提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的方法的流程示意图，包括如下步骤： [0067] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0068] 具体实施时，将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至500‑600℃。由于高温反应区2需要在较高温度下(520‑580℃)进行C3‑C9非芳烃的热裂解反应，且该热裂解反应为吸热反应，因此，为降低不必要的能耗，需将催化剂提前预热至反应温度，防止未预热的催化剂直接进入高温反应区2带走反应所需的热量从而导致能耗提升的问题。 [0069] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0070] 具体实施时，在高温反应区2中，原料中C3‑C9非芳烃在高温催化作用下发生热裂解，裂解过程中，原料中的C3‑C9大分子非芳烃首先发生一次反应，包括脱氢反应和断链反应，生成链更短的小分子烷烃和烯烃；随后发生二次反应，一次反应中生成的部分小分子烯烃继续反应生成炔烃和芳烃产品，最终得到高温反应区反应产物。此外，整个裂解反应为吸热反应，过程中会吸收热量。 [0071] 在发生二次反应的同时，部分烯烃继续脱氢经炔烃最终生成碳，部分芳烃脱氢缩合生成多环芳烃直至转化成焦，生成的焦和碳附着于C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂上，称为催化剂结焦，烃类反应中，300‑700℃均可导致结焦，温度越高，催化剂的积焦会越快、越多。生成的焦和碳不仅浪费原料，还会使设备和管道堵塞，影响生产，且结焦后的催化剂会降低催化剂的催化活性，直接影响芳烃产品的收率。 [0072] 其中，高温反应区2的温度为520‑580℃；反应原料为C3‑C9非芳烃中的一种或多种；高温反应区反应产物为H2、C1‑C5烃和芳烃；高温反应区2基于原料的芳烃收率为55‑70％(芳烃收率是基于原料的烃基质量计算得出的)。 [0073] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0074] 具体实施时，高温反应区反应产物(包括小分子烃和芳烃)以及催化剂通过多孔分布板3进入低温反应区4，换热器5将低温反应区4的温度进行控制，在低温条件下，高温反应区反应产物中的活泼组分副产物(如活泼的小分子烷烃、烯烃等)与芳烃进行烷基化反应，使活泼的烃基转移到芳环上，从而使脂烃占比降低，芳烃占比进一步升高，进一步生成大量芳烃产品，提升了芳烃的收率。此外，在低温反应区4中，因仍在可积焦温度范围内，催化剂表面会继续结焦堆积，由于温度较低，因此催化剂在低温反应区4的积焦速度较慢。 [0075] 其中，低温反应区4的温度为280‑380℃；低温反应区4基于原料的芳烃收率为90‑98.5％(芳烃收率是基于原料的烃基质量计算得出的)。 [0076] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0077] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0078] 具体实施时，分离所得芳烃产品与积焦后的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂从下行式流化床反应器101送出分离，积焦后的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂随管道进入再生流化床反应器102的除积焦反应区8，从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体进行脱焦再生处理。催化剂表面的焦和碳的主要成分为碳和不同碳氢比的碳氢化合物，与再生流化床反应器102中通入的含氧气体中的氧气反应生成气体产物脱离催化剂表面，同时释放大量热量，催化剂恢复催化活性后得到再生后的催化剂。 [0079] 其中，含氧气体为空气、氧气或惰性气体(氮气或氩气)与氧气的混合气体，其中惰性气体(氮气或氩气)与氧气的混合气体中氧气的体积分数为5‑95％。 [0080] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0081] 气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生流化床反应器102的再生催化剂出口10送出，随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。由于在高温反应区2中发生的高温热裂解反应为吸热反应，对高温反应区2的能耗有较大负担，因此将携带大量热量的再生后催化剂连续送入高温反应区2，可以有效补提供热量，降低整体的能耗，节约成本。 [0082] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0083] 具体实施时，虽然根据催化剂的连续再生原理，催化剂每再生一次，其活性相比原有活性都有小幅度下降，但是本申请实施例通过控制再生流化床反应器102的物理参数(温度为600‑750℃，操作压力为0.1‑1.0MPa)和反应氧组分(氧气的体积分数为5‑95％)控制催化剂的再生速率，使再生后的催化剂进入下行式流化床反应器101后，在控制催化剂的空速在1‑50kg/kg催化剂/小时、高温反应区2长度为低温反应区4的2‑4倍的情况下，即使催化剂因连续再生原理活性会小幅下降，但是仍然可以实现稳定且平衡的高转化率，从而使基于原料的芳烃收率得以保持，达到90‑98.5％，由此保证了整个系统可以顺利循环，实现连续反应再生操作。 [0084] 此外，本申请实施例提供的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法中的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为经过磷改性的金属负载的分子筛，包括： [0085] 由分子筛、负载金属、改性磷组成，其中， [0086] 所述分子筛为ZSM‑5、ZSM‑12、MCM‑22中的一种或多种；所述分子筛占所述经过磷改性的金属负载的分子筛的质量分数为86‑96％； [0087] 所述改性磷占所述经过磷改性的金属负载的分子筛的质量分数为1‑4％； [0088] 所述负载金属为锌、铜、铁、镍、钼、镓、钌中的一种或多种；所述负载金属占所述经过磷改性的金属负载的分子筛的质量分数为3‑10％。 [0089] 本申请实施例提供的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法中，所述C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂处理所述C3‑C9非芳烃的空速为1‑50kg/kg催化剂/小时。 [0090] 本申请实施例所提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法至少具有以下优点： [0091] (1)通过在下行流化床反应器中设置不同温度的反应区域，使得C3‑C9非芳烃转化生成的芳烃能够和副产物烃中的活泼组分一起烷基化生成更多的芳烃产品，打破反应平衡，使芳烃产品的收率提高，制造成本与控制成本降低；由于芳烃分子量大，易冷凝，减少了后续分离的负担，循环物料相应减少，有效降低能耗。 [0092] (2)采用下行流化床反应器，利用下行床的顺重力场优势，短的接触停留时间，使得催化剂不返混，积焦的催化剂可以迅速输出，实现烧焦再生。使得催化剂的活性最高，能够始终保持高的芳烃选择性与高收率。与传统的气固并流向上等具有固体返混的反应器来说，有效控制成本；与催化剂不动的固定床相比，该反应器技术既保证了原料的转化，又解决催化剂的再生与保持适宜的状态，使生产芳烃的效率提高，能耗降低。 [0093] (3)通过设置再生流化床反应器，积焦的催化剂进入再生流化床反应器，除去催化剂上的积焦后，输送到下行流化床反应器的入口，使催化剂的催化活性保持在较高的水准，在保证芳烃产品高选择性和高收率的同时，实现整个系统的连续反应。 [0094] 为使本领域技术人员更加清楚地理解本申请，现通过以下实施例对本申请所述的高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法进行详细说明，以下实施例均为经过上述基本结构和方法进行的改进。 [0095] 实施例1 [0096] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0097] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的2倍，控制整个系统的操作压力为1.0MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Ga/P/ZSM‑5，其中P:3％，Ga:5％，ZSM‑5:92％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至600℃。 [0098] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0099] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(30％丙烷，40％丁烷，20％庚烷，10％环己烷)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为580℃、空速为50kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为55％。 [0100] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0101] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为310℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为98.5％。 [0102] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0103] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0104] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0105] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(50％O2，50％N2)，控制反应温度为710℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0106] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0107] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0108] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0109] 实施例2 [0110] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0111] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的3倍，控制整个系统的操作压力为0.1MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Zn/Cu/P/ZSM‑12，其中P:3％，Zn:3％，Cu:5％，ZSM‑12:89％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至520℃。 [0112] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0113] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(C4‑C6非芳烃)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为520℃、空速为0.2kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为70％。 [0114] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0115] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为380℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为90％。 [0116] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0117] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0118] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0119] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(95％O2，5％N2)，控制反应温度为600℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0120] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0121] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0122] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0123] 实施例3 [0124] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0125] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的4倍，控制整个系统的操作压力为0.3MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Ni/Mo/P/MCM‑22，其中P:4％，Ni:5％，Mo:5％，MCM‑22:86％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至560℃。 [0126] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0127] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(正戊烷)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为560℃、空速为25kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为68％。 [0128] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0129] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为280℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为95％。 [0130] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0131] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0132] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0133] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(空气)，控制反应温度为650℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0134] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0135] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0136] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0137] 实施例4 [0138] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0139] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的2.6倍，控制整个系统的操作压力为0.5MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Ga/Ru/P/ZSM‑5，其中P:1％，Ga:2％，Ru:1％，ZSM‑5:96％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至550℃。 [0140] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0141] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(C3‑C9非芳烃)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为550℃、空速为12kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为62％。 [0142] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0143] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为300℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为96％。 [0144] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0145] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0146] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0147] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(O2)，控制反应温度为750℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0148] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0149] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0150] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0151] 实施例5 [0152] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0153] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的3.6倍，控制整个系统的操作压力为0.7MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Zn/Fe/P/ZSM‑5/ZSM‑12，其中P:4％，Zn:6％，Fe:4％，ZSM‑5:66％，ZSM‑12：20％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至590℃。 [0154] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0155] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(80％C3，20％C9)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为575℃、空速为36kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为69％。 [0156] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0157] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为330℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为96％。 [0158] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0159] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0160] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0161] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(5％O2，95％氩气)，控制反应温度为720℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0162] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0163] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0164] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0165] 实施例6 [0166] S11、将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热，得到预加热的C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂。 [0167] 具体实施时，将下行式流化床反应器101与再生流化床反应器102用管道相连，构成完整的系统。其中，下行式流化床反应器101的高温反应区2长度为低温反应区4长度的3.2倍，控制整个系统的操作压力为0.45MPa。C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂为Zn/Mo/Ru/P/ZSM‑5/MCM‑22/ZSM‑12，其中P:2％，Zn:3％，Mo:4％，ZSM‑5：15％，ZSM‑12:60％，MCM‑22： 16％。将C3‑C9非芳烃制芳烃的催化剂预加热至580℃。 [0168] S12、将预加热的催化剂与反应原料一起从下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入，进入高温反应区2，控制反应温度进行反应，生成高温反应区反应产物。 [0169] 具体实施时，反应原料为烃类原料气体(60％C3，40％C7)。将预加热的催化剂与烃类原料气体一起从气体与固体入口1进入下行式流化床反应器101的高温反应区2，控制反应温度为570℃、空速为46kg/kg催化剂/小时进行反应，生成高温反应区反应产物(H2与烃类混合物)。基于原料的芳烃收率(基于原料的烃基质量计算得出，下同)为67.4％。 [0170] S13、高温反应区反应产物与催化剂一起进入低温反应区4，控制反应温度进行反应，得到芳烃气体产品和积焦后的催化剂。 [0171] 具体实施时，高温反应区反应产物与催化剂一起经过多孔分布板3，进入下行式流化床反应器101的低温反应区4。开启换热器5，控制反应温度为350℃，将烃类混合物中的活泼组分与芳烃实现烷基化，进一步生成大量芳烃产品，基于原料的芳烃收率为97.2％。 [0172] S14、芳烃气体产品与积焦后的催化剂一起从下行式流化床反应器101的气体与固体出口6送出，并进入分离。 [0173] 具体实施时，低温反应区4所得芳烃气体产品与积焦后的催化剂从气体与固体出口6出反应器，进入分离。 [0174] S15、分离所得的积焦后的催化剂通过再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8，控制反应温度进行反应除积焦，得到再生后的催化剂。 [0175] 具体实施时，分离所得的积焦后的催化剂从再生流化床反应器102的积焦催化剂入口11进入除积焦反应区8。从气体入口9向除积焦反应区8通入含氧气体(15％O2，75％氩气)，控制反应温度为670℃，将催化剂上的积焦去除，得到再生后的催化剂和气体产物。 [0176] S16、将再生后的催化剂从再生催化剂出口10送出，通过下行式流化床反应器101的气体与固体入口1送入。 [0177] 具体实施时，气体产物从气体出口7出再生流化床反应器102，再生后的催化剂从再生催化剂出口10出再生流化床反应器102，并随管道继续送入下行式流化床反应器101，再生后的催化剂携带脱焦过程中产生的大量的高温热量进入下行式流化床反应器101后,为下行式流化床反应器101中的高温反应区2反应提供热量。 [0178] S17、重复上述S12‑S16过程，实现催化剂的再生速率可以保持芳烃产品的收率，从而实现连续反应再生操作。 [0179] 以上对本申请所提供的一种高效裂解C3‑C9非芳烃制备芳烃的系统与方法进行了详细介绍，本文中应用了具体个例对本申请的原理及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只是用于帮助理解本申请的方法及其核心思想；同时，对于本领域的一般技术人员，依据本申请的思想，在具体实施方式及应用范围上均会有改变之处，综上所述，本说明书内容不应理解为对本申请的限制。 |
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