技术领域
本发明属于烯烃生产技术领域，特别涉及一种以含氧化合物为原料生成低 碳烯烃的连续反应和催化剂再生的方法及装置。
背景技术
低碳烯烃(乙烯、丙烯、丁二烯)和轻质芳烃(苯、甲苯、二甲苯)是石 油化工的基本原料。目前工业上乙烯主要依靠轻石脑油原料的管式炉水蒸气裂 解工艺来生产。由于原油资源的短缺，石脑油资源已经越来越显得不足，低碳 烯烃的生产成本越来越高。国内外正积极开发原料来源更丰富的乙烯生产路线， 以含氧化合物为原料经金属改性的SAPO类磷硅铝氧化物分子筛的催化作用，可 生成以乙烯、丙烯为主的反应产物。典型的含氧化合物是以甲醇或二甲醚为代 表的含氧有机化合物，其主要由煤基或天然气基的合成气生产。用以甲醇为代 表的含氧有机物为原料生产以乙烯和丙烯为主的低碳烯烃工艺，目前已有许多 专利文献公开，如美国专利USP6166282、USP5744680、USP6673978、USP6717023、 USP6768036和USP6613950；中国专利ZL00137259.9、ZL92109905.3、 ZL96115333.4、ZL00815363.2、ZL00802040.x和ZL03821995.6；欧洲专利 EP0448000A。
由含氧化合物(以甲醇为代表的)制取低碳烯烃工艺(MTO)的反应特点是快 速反应、强放热、且醇剂比(甲醇与催化剂的重量比，下同)较低，是在连续 反应-再生的密相循环流化床反应器中进行反应和再生。该工艺使用的SAPO类 催化剂造价较高，在工程设计和设备选择时要最大程度减少催化剂的磨损和跑 损。由于反应为强放热过程，在反应过程中需要不断的取走热量以维持稳定的 反应温度，需要将反应温度的波动范围控制在±3℃范围内，否则将影响目的产 品的选择性和产生不需要的副产品。
通常，石油炼制工艺中类似的流化催化裂化反应温度控制方法有以下几种：
(1)通过调整催化剂循环量来控制反应温度；
(2)通过调整原料进料温度来调整反应温度；
(3)设置取热设施来调整反应温度。
对于流化催化裂化工艺(FCC)的反应温度控制，由于其反应为吸热反应，其 反应温度是靠再生催化剂带来的热量提供的。通过调节催化剂的循环量来调节 反应温度，效果较好，反应温度一般可控制在±3℃范围内。但MTO工艺为放热 反应，而且对催化剂循环量有一定的限制，远比FCC工艺低，通过控制催化剂 循环量来调整反应温度，不能实现将MTO工艺反应器的反应温度控制在±3℃波 动范围内。
通过调整原料进料温度来调整反应温度的方法一般用于固定床放热反应中， 它可采用不同温度、多段进料的方法取走反应放出的热量，维持一定的反应温 度，效果较好。由于MTO工艺反应速度快，并对原料进料温度有一定的要求， 不适宜频繁地调整原料的进料温度。因此，单独采用该方法不适应MTO反应工 艺的要求。
中国专利200510121543.X公开了一种含氧化合物转化反应器的催化剂冷却 器，是将已经积炭失活或部分失活的SAPO类催化剂分成两部分，第一部分送至 再生器再生后返回反应器下部与含氧化合物继续接触；第二部分含炭催化剂不 去再生器再生直接输送到反应器外的催化剂冷却器冷却后返回反应器下部与再 生了的催化剂混和，继续与含氧化合物原料接触进行MTO反应，从而既可取出 反应热降低反应器床层温度，又可以控制反应深度在所需目的产品的选择性范 围内。但该专利采用的反应器外催化剂冷却器的取热手段难以控制催化剂和原 料的反应温度精确到±3℃范围内，另外MTO的反应机理与FCC不同，MTO工艺 所采用的催化剂中SAPO类分子筛含量比FCC工艺催化剂中分子筛含量高，催化 剂在输送到外取热冷却器的壳层中与换热介质换热时，容易增大催化剂的磨损。
发明内容
本发明是针对由含氧化合物为原料生产低碳烯烃工艺的特点，及没有适合 的现有技术来实现灵活控制反应温度的问题，而提出一种新的由含氧化合物生 成低碳烯烃的方法及装置，可实现对反应器反应温度的灵活控制，并大幅度减 少催化剂在取热设施内的磨损程度。
本发明提供一种由含氧化合物生成低碳烯烃的方法，其具体方案是：含氧 化合物原料在反应器密相床层中与催化剂接触反应，分离反应物流，得含乙烯 和丙烯的反应产品物流和含炭催化剂，将含炭催化剂输送到催化剂再生器烧焦 再生，再生后的催化剂返回到反应器循环使用，其特征在于：反应产品物流通 过热交换器与含氧化合物原料换热后进入急冷系统，换热后的含氧化合物原料 进冷却换热器调整温度后进反应器，在所述反应器中设置取热冷却器取出反应 器中的过剩反应热。
本发明所述的含氧化合物指甲醇、乙醇、二甲醚或其混合物，优选甲醇或 二甲醚。
本发明所述取热冷却器的取热介质是含氧化合物原料、水、惰性介质或导 热油等，优先选用水作为取热介质。
本发明所述冷却换热器的换热介质可以是水、含氧化合物原料，也可以是 其他不易汽化的液体介质，本发明优先推荐采用水作为冷却介质。
本发明还提供了一种实现本发明方法所用的装置，包括反应器和再生器， 其特征在于：在含氧化合物原料进入反应器之前，设置冷却换热器调整含氧化 合物原料的进料温度，在反应器中设置取热冷却器取出反应器中的过剩反应热。
本发明进一步的特征在于：取热冷却器由2～6组取热管束组成，每组单独 控制。
本发明与现有技术相比，由于原料进料温度调节设施除通过采用反应产品 物流与原料通过热交换器的换热，还在原料进入反应器前设置冷却换热器来灵 活调节原料温度的变化，可满足原料进入反应器时的状态和温度的要求，又可 对反应温度进行微调。另外由于将取热冷却器设置在反应器中来取出反应的过 剩热量，因此不必将催化剂输送到反应器外取热冷却器进行降温，大幅度减少 了催化剂在取热设施内进行降温时的磨损。
本发明方法用于MTO工艺时，经过模拟计算，本发明工艺可很好地满足MTO 反应温度控制的需要，将反应温度控制在±3℃波动范围内。
下面结合附图和具体实施方式来详细说明本发明，但并不限制本发明的使 用范围。
附图说明
附图是本发明方法的一种简单流程示意图。
图中：1-含氧化合物原料， 2-反应器， 4-反应产品物流，
5-热交换器， 7-原料罐， 8-冷却换热器，
10-反应器分布管， 11-旋风分离器， 12-输送管，
13-再生器， 14-分布管， 15-空气，
16-水蒸气， 17-燃料油， 18-再生剂输送管，
19-催化剂冷却器， 20-再生烟气， 21-取热冷却器。
具体实施方式
如图所示，换热并控制进料温度后的含氧化合物原料1在反应器2的密相 床层中与金属改性后的SAPO类催化剂接触，生成含乙烯和丙烯的反应产品物流 4，根据反应产品物流4的量，可将其分成2～6路，每一路设置相应的热交换 器5，通过热交换器5，反应产品物流4与从原料罐7中来的含氧化合物原料1 换热，以提高含氧化合物原料1的温度，换热后的反应产品物流4进入急冷系 统，换热后的含氧化合物原料1继续进入冷却换热器8以进一步调节温度，经 过冷却调节达到所需反应温度的含氧化合物原料1经过反应器分布管10均匀分 布后进入反应器2的催化剂床层进行催化反应，反应产生的过剩热量由设置在 反应器2中的取热冷却器21取走，在反应器2中，生成40～50重量％以乙烯、 丙烯为主的低碳烯烃(生成物流计量不包含生成物中的水)，同时也生成2～5 重量％左右的氢气、甲烷等分子量更小的产物，生成8～15重量％的C4+、C5+组 分。由于反应中还有更进一步的聚合和脱氢反应，所以还生成约2～5重量％的 焦炭。焦炭绝大部分沉积在催化剂分子筛活性中心孔道的内外表面上，使催化 剂失去活性或使活性迅速下降。经反应器2内的旋风分离器11分离下来的含炭 催化剂经输送管12送至再生器13进行氧化再生烧焦。在再生器13内，经分布 管14送入空气15作为氧化烧焦介质，为了控制烧焦程度，即控制烧除积炭后 的催化剂上的焦炭含量，在空气中也混合一部分水蒸气16。为了加速烧焦过程， 也可以同时向再生器床层中喷入一定量的燃料油17。经过再生后的催化剂经过 再生剂输送管18送回反应器2的密相床层，重新与含氧化合物原料1接触进行 反应。含炭催化剂在再生器13进行的氧化烧焦过程也是一个放热过程，为了取 出过剩热量，在再生器13内设置有催化剂冷却器19，催化剂冷却器19可以是 置于再生器内部的内取热器，也可以是置于再生器外部的外取热器，取热介质 通常是水、氮气、导热油等，优选采用水作为取热介质。烧焦后的再生烟气20 经热量回收后经烟囱排放。
图中所述含氧化合物原料1可以是气化状态，也可以是气液两相状态，也 可以是液相状态，优选是气化状态。
图中所述取热冷却器21可以是2～6组取热管束立式布置的取热器，也可 以是2～6组取热管束水平环形布置的取热器；其取热冷却介质可以是含氧化合 物原料、水、惰性介质或导热油等，优先选用水作为取热介质。根据控制反应 温度的高低，灵活开启取热器的组数，以调节在反应器密相区中含氧化合物接 触的催化剂床层温度，从而达到严格控制反应区反应温度的目的。
冷却换热器8采用的换热介质可以是水、含氧化合物原料，也可以是其他 不易汽化的液体介质，本发明优先推荐采用水作为冷却介质。冷却换热器8调 节的负荷占过剩总热负荷的20～60％，最好是20～30％。
实施例1：
生产装置规模为年产60万吨烯烃，原料为180万吨甲醇/年。生产方案为 乙烯为主的生产方案，反应温度控制为500℃。如果仅仅采用催化剂取热冷却器 控制反应温度的方案，反应温度的控制精度为500±5℃，乙烯产品的选择性(不 含产品中的生产水)在2～5重量％范围内波动，如果温度偏高，H2、CH4的产率 将提高1重量％。
采用本发明的反应器内取热冷却器和甲醇原料经冷却换热器微调进料温度 的措施后，生产方案为乙烯为主的生产方案，反应温度控制可为500℃±3℃， 乙烯产品的选择性(不含产品中的生产水)在2重量％范围内波动，H2、CH4的 产率可降低0.5重量％。
实施例2：
生产装置规模为年产60万吨烯烃，原料为180万吨甲醇/年。生产方案为 丙烯为主的生产方案，反应温度控制为440℃。如果仅仅采用取热冷却器控制反 应温度的方案，反应温度的控制精度为440±5℃，丙烯产品的选择性(不含产 品中的生产水)在2～5重量％范围内波动。
采用本发明的反应器内取热冷却器和甲醇原料经冷却换热器微调进料温度 的措施后，生产方案为丙烯为主的生产方案，反应温度控制可为440℃±3℃， 乙烯产品的选择性(不含产品中的生产水)在2重量％范围内波动。