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CN108212029B - 一种催化转化反应方法和反应器 - Google Patents

一种催化转化反应方法和反应器 Download PDF

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Abstract

本发明涉及甲醇流化床催化转化加工技术领域，具体涉及一种催化转化反应方法和反应器。提供的催化转化反应方法，反应原料催化转化反应过程在催化转化反应器的下层反应器（1）和上层反应器（2）内并行完成，完成反应后的下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气分别用设在气固分离区（3）各自独立的旋风分离器分离出催化剂后流出催化转化反应器，或者在共用的旋风分离器内分离出催化剂后，流出催化转化反应器。本发明采用并联上下双层重叠布置的方式，可以在不增加催化转化反应器直径的前提下大幅度提高装置加工量；在下层反应器和上层反应器气固分离独立设置时，能够完成两套催化转化反应器的功能，节省投资。

Description

一种催化转化反应方法和反应器
技术领域
本发明涉及甲醇流化床催化转化加工技术领域，具体涉及一种催化转化反应方法和反应器，尤其适用于流化床甲醇制烯烃和芳烃。
背景技术
甲醇催化转化制取烯烃或芳烃是煤化工的重要工艺技术，得到了各国的高度重视。很多甲醇制取烯烃或芳烃反应采用气固流化床或循环流化床反应方法。
目前流化床甲醇制烃类产品技术，如DMTO，SMTO，FMTP，FMTA，使用的催化剂为微球型，平均直径约50～70微米。已有甲醇制烯烃或芳烃技术反应过程使用的有流化床和循环流化床两类。循环流化床借鉴了FCC技术的烧焦罐再生技术。由于甲醇反应生焦远低于FCC，反应器和再生器间的催化剂循环量很低，剂醇比只有对应FCC剂油比的二十分之一到三十分之一。使用循环流化床时，为了使反应器内达到反应需要的催化剂密度和藏量或空速，只能使催化剂在反应器自身重复循环，且循环量远远大于反应器和再生器间本来的循环量，必然增加催化剂的破碎和操作能耗。
已有流化床反应甲醇催化转化技术的优点是气体和催化剂流动速度低；反应过程自身催化剂仅仅是流化床状态，除气体稀项携带的少量催化剂外，反应器内不发生催化剂的循环。流化床反应过程催化剂的破碎远少于循环流化床。流化床形式的反应是比较理想的反应状态。
甲醇转化反应温度500℃左右，反应压力也比较低，随着甲醇加工量的增加，流化床的直径比较大。如180万吨/年甲醇进料的DMTO流化床反应器直径达到12米。由于甲醇转化反应仅需要2秒左右的反应时间，理想的流化床催化剂床层高度仅有2米左右，反应器内催化剂流化床区的高径比已经很低。为保持良好的催化剂流化和反应均匀，对甲醇进料和循环催化剂的分配要求较高。受流态化和反应均匀性要求的限制，采用流化床反应器时反应器的设计甲醇加工量难以进一步提高。实际应用中单套装置能力按180万吨/年设计，需要更大规模时，采用多套建设。
在基本不增加反应器直径、不影响催化剂流化状态、不改变反应条件的前提下，开发提高甲醇加工能力的技术可以明显降低对应单位原料的投资和操作能耗，很有意义。
发明内容
本发明的目的是提供一种能明显提高甲醇处理量的催化转化反应方法，采用并联上下双层重叠布置的方式，可以在不增加催化转化反应器直径的前提下大幅度提高装置加工量；在下层反应器和上层反应器气固分离独立设置时，能够完成两套催化转化反应器的功能，节省投资。本发明同时提供了一种催化转化反应器。
本发明采用下述技术方案：
一种催化转化反应方法，用于甲醇催化转化制取烃类产品，反应原料催化转化反应过程在催化转化反应器的下层反应器和上层反应器内并行完成，反应原料分别经过原料分布器进入下层反应器和上层反应器底部的反应区，即经下层原料分布器进入下层反应区，经上层原料分布器进入上层反应区，完成反应后的下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气进入催化转化反应器上方的气固分离区，分离出催化剂后流出催化转化反应器；
上述下层反应区和上层反应区上方均设置有相应的反应器稀相空间，反应产品气离开下层反应区和上层反应区后先进入相应的反应器稀相空间，再进入气固分离区；所述气固分离区设置重力稀相沉降区、旋风分离区；
上述下层反应器反应产品气从与上层反应器隔离的反应物流引出管引出，进入气固分离区，在气固分离区完成催化剂分离后从反应器产品气出口流出；所述上层反应器产品气进入气固分离区的重力稀相沉降区，降低催化剂含量或携带量后再进入旋风分离区进行催化剂分离，然后从反应器产品气出口流出；
上述下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气分别用设在气固分离区各自独立的旋风分离器分离出催化剂后流出催化转化反应器；或者所述下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气先在气固分离区的重力稀相沉降区混合，再进入共用的旋风分离器内分离出催化剂后，流出催化转化反应器。
上述催化转化反应方法，反应原料可以为甲醇，也可以是其他原料如甲醇催化转化反应产物中的非目的产品的组分，本发明中，甲醇催化转化反应的目的产品是丙烯和乙烯，非目的产品的组分即非丙烯和乙烯的副产品如C4、C5；本方法中，其他反应原料尤其是甲醇反应产物中非目的产品的组分与甲醇原料可共同或单独进入下层反应区、上层反应区再次催化转化，增加目的产物；具体实施时，甲醇原料一般含5％的水；非丙烯和乙烯的副产品可以再返回催化转化反应器二次反应；
在催化转化反应过程中，甲醇催化转化反应的气体平均表观流速低于1.2m/s(即米/秒)，优选为0.6～1.1m/s。本发明中，反应区是指气体流速低于湍流流化床向循环流化床的转变点、气体还存在气泡形态的气固流态化状态的反应条件；对流化床甲醇催化转化反应催化剂，反应区内气体表观流速低于1.2m/s；优化的按流化床横截面计算的平均表观流速为0.6～1.1m/s。
上述催化转化反应方法，进一步地，来自再生器的再生催化剂进入下层反应区和/或上层反应区，待生催化剂从下层反应区和/或上层反应区引出返回再生器，下层反应器和上层反应器的催化剂藏量由催化剂回流管控制；所述下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气在气固分离区分离出的催化剂重力沉降到上层反应区，多于反应需要的催化剂回流到下层反应区。
上述催化转化反应方法，进一步地，所述下层反应器的反应原料从下层原料分布器进入下层反应区，完成反应后的下层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入下层反应器稀相空间，部分催化剂因重力沉降到下层反应区内，使下层反应器产品气携带的催化剂减少；然后下层反应器产品气从反应物流引出管先进入气固分离区的重力稀相沉降区与上层反应器产品气混合，或者先进入设置在反应物流引出管出口的旋流分离器，从旋流分离器壳体气体出口进入上方气固分离区的重力稀相沉降区与上层反应器产品气混合；下层反应器产品气在气固分离区经一级旋风分离器或两级旋风分离器进一步分离出催化剂后，从反应器产品气出口流出；旋流分离器分离出的催化剂沉降到上层反应区。
上述催化转化反应方法，进一步地，所述下层反应器产品气离开旋流分离器后直接进入独立的一级旋风分离器或两级旋风分离器完成气固分离，然后流出催化转化反应器。
上述催化转化反应方法，进一步地，所述上层反应器的反应原料从上层原料分布器直接进入上层反应区，完成反应后上层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入上层反应器稀相空间，部分催化剂因重力沉降到上层反应区内，上层反应器产品气再进入上方气固分离区旋风分离区的两级旋风分离器，进一步分离出催化剂后，流出催化转化反应器。
上述催化转化反应方法，进一步地，所述下层反应器反应产品气由两个以上的反应物流引出管引出，或者所述反应物流引出管出口全部设置旋流分离器，流出旋流分离器的下层反应器反应产品气在独立的一级旋风分离或两级旋风分离器完成气固分离；或者所述反应物流引出管出口部分设置旋流分离器，流出旋流分离器的下层反应器反应产品气在独立的一级旋风分离或两级旋风分离器完成气固分离，其余的下层反应器反应产品气在气固分离区与上层反应器反应产品气混合后在两级旋风分离器完成气固分离。
本发明方法，具体实施时，可以在下层反应器和/或下层反应器内设置取热管或取热器，来控制反应温度。
本发明同时提供了一种催化转化反应器：
由下层反应器、上层反应器和气固分离区组成；
所述下层反应器顶部设置反应物流隔板和反应物流引出管，使下层反应器、上层反应器隔离；所述反应物流隔板为平板或锥形板；所述反应物流引出管竖直设在上层反应器内；下层反应器和上层反应器底部区域分别设置有甲醇原料进口；
所述下层反应器包括下层反应区及其上方的下层反应器稀相空间，所述上层反应器包括上层反应区及其上方的上层反应器稀相空间，所述气固分离区包括重力稀相沉降区、旋风分离区；所述下层反应器和上层反应器在气固分离区分别设置独立的旋风分离器或者下层反应器和上层反应器共用旋风分离器；所述气固分离区壳体设置有反应器产品气出口；所述下层反应器内设置有管式或板式的下层原料分布器，所述上层反应器内设置有管式或板式的上层原料分布器。
上述的催化转化反应器，进一步地，所述反应物流引出管为一个，设置在催化转化反应器的中心区；或者所述反应物流引出管为两个以上，沿催化转化反应器横截面分散设置。
上述的催化转化反应器，更进一步地，所述反应物流引出管横截面积不变或向上逐步缩小。
上述的催化转化反应器，进一步地，所述反应物流引出管出口部分或全部设置周向旋转的旋流分离器，每个该旋流分离器由两个以上周向均布的旋流管和旋流分离器壳体组成；旋流管外设置旋流分离器壳体，旋流分离器壳体顶部设置旋流分离器壳体气体出口；该旋流分离器壳体下沿与上层反应器之间留有催化剂流出口；在所述旋流分离器和上层反应器壳体间形成上层反应区。
上述的催化转化反应器，更进一步地，所述气固分离区设置与所述旋流分离器壳体气体出口经输送管直接连接的一级旋风分离器或两级旋风分离器，完成下层反应器产品气的气固分离。
上述的催化转化反应器，进一步地，所述下层反应器设置独立的一级旋风分离器或两级旋风分离器，所述上层反应器设置独立的两级旋风分离器；所述下层反应器的旋风分离器和上层反应器的旋风分离器上下错开布置或并列布置；当下层反应器和上层反应器均设置两级旋风分离器时，各两级旋风分离器的次级旋风分离器和初级旋风分离器上下错开布置；当下层反应器设置一级旋风分离器时，所述一级旋风分离器布置在下方。
上述的催化转化反应器，进一步地，所述上层反应区和下层反应区之间设置两个以上的催化剂回流管，上层反应区的催化剂通过催化剂回流管返回下层反应区，维持下层流化床反应和上层流化床反应内的催化剂藏量稳定；所述催化剂回流管采用溢流形式时，催化剂回流管入口设置在上层反应器需要的催化剂床层上沿位置，高出该位置的催化剂进入催化剂回流管入口回流(又称溢流)到下层反应器内，实现上层反应区催化剂层高度自然调节；或者催化剂回流管入口设置在上层反应器需要的催化剂床层上沿位置下部，而在催化剂回流管上设置阀门，通过阀门控制催化剂回流量。
上述的催化转化反应器，更进一步地，所述催化剂回流管设在催化转化反应器壳体外或催化转化反应器壳体内。
上述的催化转化反应器，进一步地，所述气固分离区设置两组以上并联的两级旋风分离器，下层反应器和上层反应器共用所述两级旋风分离器；所述的旋风分离器出口连接共用的集气室和反应器产品气出口。
上述的催化转化反应器，进一步地，当下层反应器和上层反应器在气固分离区分别设置独立的旋风分离器时，在气固分离区壳体上分别设置与各独立旋风分离器连通的反应器产品气出口，以使下层反应器反应产品气及上层反应器反应产品气从各自的旋风分离器出口经各自的反应器产品出口排出。
上述的催化转化反应器，进一步地，在所述下层反应器和上层反应器内布置取热管或设置反应器外取热器，来控制反应温度。
本发明中，所述的旋流管、下层原料分布器、上层原料分布器原料、旋风分离器等设备，相关专业技术人员能够设计。本发明中，所述一级旋风分离器为仅设有一次进入和流出旋风分离器实现一次/级气固分离的设备，设有一个入口和出口；所述两级旋风分离器为设有初级旋风分离器、次级旋风分离器能实现两次/级串联气固分离的设备，其中初级旋风分离器、次级旋风分离器各自设有入口和出口，且初级旋风分离器出口与次级旋风分离器入口连接，构成两级串联的气固分离设备。
发明效果
本发明采用并联上下双层重叠布置的方式，可以在不增加催化转化反应器直径的前提下大幅度提高装置加工量；在下层反应器和上层反应器气固分离独立设置时，本发明完成了两套催化转化反应器的功能，节省投资。
附图说明
图1：本发明的一种具体实施方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图2：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；图3：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图4：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图5：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图6：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图7：本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图。
图中编号说明：
1下层反应器，2上层反应器，3气固分离区，110下层反应器壳体，111下层原料分布器，112下层反应区，113下层反应器稀相空间，114A催化剂回流管，114B第二催化剂回流管，115反应物流隔板，116取热管，120旋流分离器，121A第二反应物流引出管，121B反应物流引出管；122旋流管，123旋流分离器壳体，124催化剂回流管入口，125旋流分离器壳体气体出口，126输送管，127输送管和下层反应器初级旋风分离器入口连接管，131下层反应器初级旋风分离器，132下层反应器初级旋风分离器入口，133下层反应器初级旋风分离器出口，134下层反应器初级旋风分离器催化剂流出管，135下层反应器初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管，136下层反应器产品气输送管，141下层反应器次级旋风分离器，142下层反应器次级旋风分离器入口，143下层反应器次级旋风分离器出口，144下层反应器次级旋风分离器催化剂流出管，145下层反应器次级旋风分离器出口和下层反应器产品气输送管连接管，151下层反应器一级旋风分离器，152下层反应器一级旋风分离器入口，153下层反应器一级旋风分离器出口，155下层反应器一级旋风分离器出口与下层反应器产品气输送管连接管；157输送管和下层反应器一级旋风分离器入口连接管；
210上层反应器壳体，211上层原料分布器，212上层反应区，213上层反应器稀相空间；
221上层反应器初级旋风分离器，222上层反应器初级旋风分离器入口，223上层反应器初级旋风分离器出口，224上层反应器初级旋风分离器催化剂流出管，225上层反应器初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管；
231上层反应器次级旋风分离器，232上层反应器次级旋风分离器入口，233上层反应器次级旋风分离器出口，234上层反应器次级旋风分离器催化剂流出管，235上层反应器次级旋风分离器出口和集气室连接管；236第二反应器产品气出口；
310气固分离区壳体，311共用初级旋风分离器，312共用初级旋风分离器入口，313共用初级旋风分离器出口，314共用初级旋风分离器催化剂流出管，315共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管，315A第一共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管，315B第二共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管；316重力稀相沉降区，321共用次级旋风分离器，322共用次级旋风分离器入口，323共用次级旋风分离器出口，324共用次级旋风分离器催化剂流出管，325集气室，326反应器产品气出口；
H1下层反应区高度，H2上层反应区高度，H3下层反应器稀相空间高度，H4上层反应器稀相空间高度，D1下层反应器直径，D2上层反应器直径，D3气固分离区直径，D4第二反应物流引出管下部直径，D5第二反应物流引出管上部直径，D6旋流分离器壳体直径，D7旋流分离器壳体气体出口直径，Y1反应原料，Y2第二反应原料，P反应产品气，GC再生催化剂，GC1第二再生催化剂，SC待生催化剂，SC1第二待生催化剂。
具体实施方式
以下结合附图及具体实施方式对本发明作进一步的说明。
具体实施方式一：
图1为本发明的一种具体实施方式的催化转化反应器装置结构示意图，以下结合图1，以甲醇制烯烃反应为例说明本发明的实施过程：
本发明的催化转化反应器，如图1所示，由下层反应器1、上层反应器2和气固分离区3组成，分别具有下层反应器直径D1、上层反应器直径D2和气固分离区直径D3；
在下层反应器1顶部设置反应物流隔板115和反应物流引出管121B，使下层反应器1、上层反应器2隔离；具体实施时，反应物流隔板115可以为平板或锥形板，本实施方式中，反应物流隔板115采用平板，即水平设置；反应物流引出管竖直设在上层反应器2内，具体实施时，反应物流引出管可以为一个，设置在催化转化反应器的中心区，也可以为两个以上，沿催化转化反应器横截面分散设置，反应物流引出管横截面积不变或向上逐步缩小，本实施方式中，反应物流引出管121B为并列的两个，横截面积不变，即为直径上下不变的管道，上部直径D5等于下部直径D4；下层反应器1和上层反应器2底部区域分别设置有反应原料进口，本实施方式中，反应原料Y1自下层反应器1底部的反应原料进口引入，第二反应原料Y2自上层反应器2底部的反应原料进口引入；
下层反应器1包括下层反应区112及其上方的下层反应器稀相空间113，上层反应器2包括上层反应区212及其上方的上层反应器稀相空间213，气固分离区3包括重力稀相沉降区316、旋风分离区；
本发明的下层反应器1和上层反应器2在气固分离区3可分别设置独立的旋风分离器或者下层反应器1和上层反应器2共用旋风分离器，旋风分离器设置在旋风分离区内；气固分离区壳体310设置有反应器产品气出口326；本实施方式中，气固分离区3设置两组以上并联的两级旋风分离器，下层反应器1和上层反应器2共用两级旋风分离器，旋风分离器出口连接共用的集气室325和反应器产品气出口326；实施时，每组两级旋风分离器包括共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，共用初级旋风分离器311设有共用初级旋风分离器入口312、共用初级旋风分离器出口313和共用初级旋风分离器催化剂流出管314，共用次级旋风分离器321设有共用次级旋风分离器入口322、共用次级旋风分离器出口323和共用次级旋风分离器催化剂流出管324，共用次级旋风分离器321分别通过共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管315A、第二共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离入口器连接管315B与初级旋风分离器311连接；本方式中，共用两级旋风分离器设备主体上下错开安装，共用初级旋风分离器311在下方；
下层反应器1内设置有管式或板式的下层原料分布器111，上层反应器2内设置有管式或板式的上层原料分布器211，本实施方式中，下层原料分布器111设置为管式，上层原料分布器211设置为板式；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B，催化剂回流管114A设在催化转化反应器壳体外，第二催化剂回流管114B设在催化转化反应器壳体内并设有催化剂回流管入口124，上层反应区212的催化剂返回下层反应区112，维持下层流化床反应和上层流化床反应内的催化剂藏量稳定；本发明中，两个催化剂回流管的作用是一样的，并且催化剂只能从上向下流动，下层反应器的催化剂会有一部分被产品气带入上层反应器，一般携带的量大于进入的再生剂量(因甲醇催化转化生焦很少，反应器和再生器间的催化剂循环量较少，需要用催化剂回流管返回一部分催化剂，维持下层反应器内的催化剂量)；具体实施时，催化剂回流管上可以设置阀门，也可以不设置阀门；不设置阀门时的回流又称为“溢流”，溢流时回流量取决于回流管入口位置，上层反应器内高于回流管入口的催化剂才能返回下层反应器，使上层反应器催化剂量自然稳定；设置阀门时催化剂回流管入口位置可以比较低，通过阀门调节回流量。催化剂回流管的数量不是必须的，一个也没问题，仅仅是由于反应器直径很大，使用多个回流管反应器内催化剂更均匀些。本实施方式中，催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B均采用溢流形式，其催化剂流量由上层反应区212的催化剂层高度自然调节，不使用阀门控制；
本发明中，可以在下层反应器和上层反应器内布置取热管或设置反应器外取热器，本实施方式中，在下层反应器内布置有取热管116，来控制下层反应区112的反应温度。
图1所示的催化转化反应方法，过程如下：
反应原料催化转化反应过程在催化转化反应器的下层反应器1和上层反应器2内并行完成，反应原料分别经过原料分布器进入下层反应器1和上层反应器2底部的反应区，即经下层原料分布器111进入下层反应区112，经上层原料分布器211进入上层反应区212，完成反应后的下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气进入催化转化反应器上方的气固分离区3，分离出催化剂后流出催化转化反应器；
来自再生器达到要求的再生催化剂GC进入下层反应区112，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器，下层反应器1和上层反应器2的催化剂量按反应需要的空速或对应正常操作条件下反应催化剂层高度或气体在催化剂层内的停留时间确定；
经过换热后的反应原料Y1(如甲醇原料)从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2(如甲醇原料)从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应，下层反应区112、上层反应区211的气体表观流速要低于湍流流化床向快速流化床或循环流化床的转变流速；
甲醇原料完成反应后，反应产品气离开下层反应区112和上层反应区212后先进入相应的反应器稀相空间，再进入气固分离区3；下层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入下层反应器稀相空间113，部分催化剂因重力沉降到下层反应区112内，使下层反应器产品气携带的催化剂减少；下层反应器反应产品气从与上层反应器2隔离的两个反应物流引出管121B引出，进入气固分离区3的重力稀相沉降区316；完成反应后的上层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入上层反应器稀相空间213，部分催化剂因重力沉降到上层反应区212内；下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气先在气固分离区3的重力稀相沉降区316混合，再进入旋风分离区共用的两级旋风分离器内，进一步分离出催化剂后，从反应器产品气出口326流出催化转化反应器，分离出的催化剂沉降到上层反应区212，多于反应需要的催化剂从催化剂回流管溢流到下层反应区112；
具体操作时，可首先向下层反应器1装入再生催化剂GC，使其催化剂高度达下层反应区高度H1、其稀相空间达下层反应器稀相空间高度H3，换热后的甲醇原料即反应原料Y1从反应原料进口经过下层原料分布器111均匀的进入下层反应区112内，使其内的催化剂流化并进行反应；下层反应区112按常规湍流流化床条件操作,气体流速按气体表观流速低于1.1m/s控制；完成反应后，下层反应器产品气携带部分催化剂进入两个反应物流引出管121B，然后直接进入气固分离区3的重力稀相沉降区316；分离出的催化剂沉降到上层反应区212，积累的催化剂达到上层反应区212要求即催化剂高度达上层反应区高度H2时，甲醇原料即反应原料Y2经过下层原料分布器111进入上层反应器2，在催化剂环境下实现反应，上层反应器产品气向上进入气固分离区3；反应过程中，下层流化床即下层反应区112不停地向上层流化床即上层反应区212携带催化剂，上层流化床通过催化剂溢流实现催化剂层高或催化剂藏量的稳定，多余的催化剂溢流进入催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B返回下层流化床；上层反应器产品气离开上层流化床后先进入气固分离区3的重力稀相沉降区316降低催化剂含量，然后再进入两级旋风分离器继续分离催化剂，催化剂从共用初级旋风分离器催化剂流出管314和共用次级旋风分离器催化剂流出管324向下进入上层反应区212，反应产品气P则从共用次级旋风分离器出口323进入集气室325，从反应器产品气出口326流出。具体实施时，反应原料Y1、第二反应原料Y2可以相同，也可以不同，甲醇原料在进入催化转化反应器前可以加入适当的水或水蒸气；其他反应原料尤其是甲醇反应产品中非目的产物的组分可以与甲醇混合或单独进入上层反应区212或下层反应区112再次催化转化，增加目的产物。
具体实施方式二：
图2为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
图2所示的催化转化反应器，由下层反应器、上层反应器和气固分离区组成；反应物流隔板115为锥形板；设有一个第二反应物流引出管121A，设置在催化转化反应器的中心区，其横截面积逐步缩小，具体地，其下部直径小于上部直径；
气固分离区壳体310设置有反应器产品气出口326；气固分离区设置两组以上并联的两级旋风分离器，下层反应器和上层反应器共用两级旋风分离器，旋风分离器出口连接共用的集气室325和反应器产品气出口326；实施时，每组两级旋风分离器包括共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，共用两级旋风分离器设备主体上下错开安装，共用初级旋风分离器311在下方；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B，两个催化剂回流管采用溢流式设计；在下层反应器内布置有取热管116；在第二反应物流引出管121A出口设置有周向旋转的旋流分离器120，旋流分离器120由两个以上周向均布的旋流管122和旋流分离器壳体123组成；旋流管122外设置旋流分离器壳体123，旋流分离器壳体123顶部设置旋流分离器壳体气体出口125；该旋流分离器壳体123下沿与上层反应器之间留有催化剂流出口；在旋流分离器120和上层反应器壳体210间形成上层反应区212；
本实施方式中，下层反应器产品气先进入第二反应物流引出管121A，再进入旋流分离器120，从旋流分离器壳体气体出口125进入上方气固分离区的重力稀相沉降区316与上层反应器产品气混合，经两级旋风分离器进一步分离出催化剂后，从反应器产品气出口326流出；旋流分离器120分离出的催化剂沉降到上层反应区212。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式一。
图2所示的催化转化反应方法，过程如下：
反应原料催化转化反应过程在催化转化反应器的下层反应器和上层反应器内并行完成，反应原料分别经过原料分布器进入下层反应器和上层反应器底部的反应区，即经下层原料分布器111进入下层反应区112，经上层原料分布器211进入上层反应区212，完成反应后的下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气进入催化转化反应器上方的气固分离区，分离出催化剂后流出催化转化反应器；
来自再生器达到要求的第二再生催化剂GC1进入上层反应区212，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器；下层反应器和上层反应器的催化剂量按反应需要的空速或对应正常操作条件下反应催化剂层高度或气体在催化剂层内的停留时间确定；
经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应，下层反应区112、上层反应区211的气体表观流速要低于快速流化床或循环流化床的转变流速；
反应原料完成反应后，反应产品气离开下层反应区112和上层反应区212后先进入相应的反应器稀相空间，再进入气固分离区；下层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入下层反应器稀相空间113，部分催化剂因重力沉降到下层反应区112内，使下层反应器产品气携带的催化剂减少；下层反应器反应产品气从与上层反应器隔离的第二反应物流引出管121A引出，进入旋流管122，在旋流管122内由向上流动转变为周向旋转流动，流出旋流管122后气体和催化剂在旋流分离器壳体123内继续周向旋转流动，催化剂在离心力的作用下向旋流分离器壳体123集中，并在重力作用下沉降到上层反应区212内，气体在旋流分离器壳体气体出口125向上进入气固分离区的重力稀相沉降区316；完成反应后的上层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入上层反应器稀相空间213，部分催化剂因重力沉降到上层反应区212内；下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气先在气固分离区的重力稀相沉降区316混合，再进入旋风分离区共用的两级旋风分离器内，进一步分离出催化剂后，从反应器产品气出口326流出催化转化反应器，分离出的催化剂沉降到上层反应区212，多于反应需要的催化剂从催化剂回流管溢流到下层反应区112。
具体操作时，可首先向上层反应器提供第二再生催化剂GC1，使其催化剂高度达上层反应区高度H2，当催化剂层高度继续升高时，催化剂由催化剂回流管入口124溢流进入第二催化剂回流管114B或进入催化剂回流管114A，并向下进入下层反应区112；下层反应区112内的催化剂达到要求的数量即达到下层反应区高度H1后，换热后的反应原料Y1从反应原料进口经过下层原料分布器111均匀的进入下层反应区112内，，换热后的反应原料Y2从反应原料进口经过上层原料分布器211均匀的进入上层反应区212内，使下层反应区112和上层反应区212内的催化剂流化并进行反应；完成反应后，下层反应器产品气携带部分催化剂进入第二反应物流引出管121A，然后进入旋流分离器120分离出部分催化剂后，再进入气固分离区的重力稀相沉降区316；分离出的催化剂沉降到上层反应区212；上层反应器产品气向上进入气固分离区；反应过程中，下层反应区112不停地向上层反应区212携带催化剂，多余的催化剂溢流进入催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B返回下层流化床；上层反应器产品气离开上层流化床后先进入气固分离区的重力稀相沉降区316降低催化剂含量，然后再进入两级旋风分离器继续分离催化剂，催化剂从共用初级旋风分离器催化剂流出管314和共用次级旋风分离器催化剂流出管324向下进入上层反应区212，反应产品气P则从共用次级旋风分离器出口323进入集气室325，从反应器产品气出口326流出。
具体实施方式三：
图3为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
图3所示的催化转化反应器，由下层反应器、上层反应器和气固分离区组成；反应物流隔板115为锥形板；在催化转化反应器的中心区设有第二反应物流引出管121A，其横截面积逐步缩小；
下层反应器和上层反应器在气固分离区分别设置有独立的旋风分离器，气固分离区壳体310设置有反应器产品气出口326；旋风分离区分别设置有独立的下层反应器一级旋风分离器151、独立的上层反应器两级旋风分离器；
其中下层反应器一级旋风分离器151设有下层反应器一级旋风分离器入口152和下层反应器一级旋风分离器出口153，下层反应器一级旋风分离器出口153通过下层反应器一级旋风分离器出口与下层反应器产品气输送管连接管155、下层反应器产品气输送管136与集气室325连通，集气室325与反应器产品气出口326连通；
上层反应器两级旋风分离器设有上层反应器初级旋风分离器221和上层反应器次级旋风分离器231，其中上层反应器初级旋风分离器221设有上层反应器初级旋风分离器入口222、上层反应器初级旋风分离器出口223及上层反应器初级旋风分离器催化剂流出管224，上层反应器次级旋风分离器231设有上层反应器次级旋风分离器入口232、上层反应器次级旋风分离器出口233及上层反应器次级旋风分离器催化剂流出管234；上层反应器次级旋风分离器231通过上层反应器初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管225与上层反应器初级旋风分离器221连接；上层反应器次级旋风分离器231通过上层反应器次级旋风分离器出口和集气室连接管235与集气室325连通；具体安装时，下层反应器一级旋风分离器151安装在最下方，设备主体与上层反应器初级旋风分离器221上下错开安装；
在第二反应物流引出管121A出口设置有周向旋转的旋流分离器120，旋流分离器120由两个以上周向均布的旋流管122和旋流分离器壳体123组成；旋流管122外设置旋流分离器壳体123，旋流分离器壳体123顶部设置旋流分离器壳体气体出口125；该旋流分离器壳体123下沿与上层反应器之间留有催化剂流出口；在旋流分离器120和上层反应器壳体210间形成上层反应区212；旋流分离器壳体气体出口125分别通过输送管126、输送管和下层反应器一级旋风分离器入口连接管157与下层反应器一级旋风分离器入口152连接；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B；
本方式中，在下层反应器和上层反应器设置反应器外取热器，这部分工程技术人员能够方便的掌握实施，图中未示出；
本实施方式中，来自再生器达到要求的第二再生催化剂GC1进入上层反应区212，来自再生器达到要求的再生催化剂GC进入下层反应区112，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器，第二待生催化剂SC1从下层反应区112引出返回再生器，当催化剂层高度高于第二催化剂回流管114B或催化剂回流管114A的入口后，催化剂进入第二催化剂回流管114B或催化剂回流管114A，并向下进入下层反应区112；使上层反应器催化剂高度达上层反应区高度H2，下层反应器催化剂高度达上层反应区高度H1；经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应；完成反应后，下层反应器产品气先进入设置在第二反应物流引出管121A出口的旋流分离器120，从旋流分离器壳体气体出口125、输送管126进入下层反应器一级旋风分离器151进一步分离出催化剂后，沿下层反应器产品气输送管136直接流出催化转化反应器或者进入集气室325与上层反应器产品气混合；上层反应器产品气先进入气固分离区的重力稀相沉降区316，降低催化剂含量后分别经流上层反应器初级旋风分离器221和上层反应器次级旋风分离器231，分离出催化剂后进入集气室325；最终的反应器产品气P经反应器产品气出口326流出催化转化反应器。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式一。
具体实施方式四：
图4为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
图4所示的催化转化反应器，由下层反应器、上层反应器和气固分离区组成；设置有反应物流隔板115、第二反应物流引出管121A；
下层反应器和上层反应器在气固分离区分别设置有独立的旋风分离器，气固分离区壳体310设置有反应器产品气出口326和第二反应器产品气出口236；旋风分离区分别设置有独立的下层反应器两旋风分离器、独立的上层反应器两级旋风分离器；
其中下层反应器两级旋风分离器设有下层反应器初级旋风分离器131和下层反应器次级旋风分离器141，两者通过下层反应器初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管135连接，下层反应器次级旋风分离器141通过下层反应器次级旋风分离器出口和下层反应器产品气输送管连接管145、下层反应器产品气输送管146与集气室325连通，集气室325与反应器产品气出口326连通；
上层反应器两级旋风分离器设有上层反应器初级旋风分离器221和上层反应器次级旋风分离器231，两者通过上层反应器初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管225连接，上层反应器次级旋风分离器出口233与第二反应器产品气出口236直接连接；
具体安装时，下层反应器两级旋风分离器安装在下方，设备主体与上层反应器两级旋风分离器上下错开安装；
在第二反应物流引出管121A出口设置周向旋转的旋流分离器120，旋流分离器壳体气体出口125分别通过输送管126、输送管和下层反应器初级旋风分离器入口连接管127与下层反应器初级旋风分离器入口132连接；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B；
本实施方式中，来自再生器达到要求的第二再生催化剂GC1进入上层反应区212，第二待生催化剂SC1从下层反应区112引出返回再生器，经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应；完成反应后，下层反应器产品气先进入设置在第二反应物流引出管121A出口的旋流分离器120，从旋流分离器壳体气体出口125、输送管126进入下层反应器初级旋风分离器131和下层反应器次级旋风分离器141进一步分离出催化剂后，沿下层反应器产品气输送管136进入集气室325，并沿反应器产品气出口326流出催化转化反应器；上层反应器产品气先进入气固分离区的重力稀相沉降区316，降低催化剂含量后分别经流上层反应器初级旋风分离器221和上层反应器次级旋风分离器231，分离出催化剂后，经第二反应器产品气出口236流出催化转化反应器。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式三。
具体实施方式五：
图5为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
图5所示的催化转化反应器，由下层反应器1、上层反应器2和气固分离区3组成，分别具有下层反应器直径D1、上层反应器直径D2和气固分离区直径D3；设有反应物流隔板115、第二反应物流引出管121A，第二反应物流引出管121A其横截面积逐步缩小，即上部直径D5小于下部直径D4；
气固分离区壳体310设置有反应器产品气出口326；气固分离区3设置两组以上并联的两级旋风分离器，下层反应器1和上层反应器2共用两级旋风分离器，旋风分离器出口连接共用的集气室325和反应器产品气出口326；实施时，每组两级旋风分离器包括共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，共用两级旋风分离器设备主体上下错开安装，共用初级旋风分离器311在下方；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B；在下层反应器内布置有取热管116；
在第二反应物流引出管121A出口设置有周向旋转的旋流分离器120，其旋流分离器壳体123具有旋流分离器壳体直径D6及旋流分离器壳体气体出口直径D7，D7尺寸小于D6，旋流分离器壳体123顶部设置旋流分离器壳体气体出口125；该旋流分离器壳体123下沿与上层反应器2之间留有催化剂流出口；在旋流分离器120和上层反应器壳体210间形成上层反应区212；
本实施方式中，来自再生器达到要求的再生催化剂GC进入下层反应区112，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器；经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应；反应完成后，下层反应器产品气先进入设置在第二反应物流引出管121A出口的旋流分离器120，从旋流分离器壳体气体出口125进入上方气固分离区3的重力稀相沉降区316与上层反应器产品气混合，经两级旋风分离器进一步分离出催化剂后，反应器产品气P从反应器产品气出口326流出催化转化反应器。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式二。
具体实施方式六：
图6为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
如图6所示，催化转化反应器由下层反应器1、上层反应器2和气固分离区3组成，分别具有下层反应器直径D1、上层反应器直径D2和气固分离区直径D3；
反应物流引出管121B为并列的两个，横截面积不变具有上部直径D5，下部直径与上部直径D5尺寸相同；
下层反应器1和上层反应器2在气固分离区3共用旋风分离器，气固分离区壳体310设置有集气室325和反应器产品气出口326；气固分离区3设置两组以上并联的两级旋风分离器，每组两级旋风分离器包括共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，共用次级旋风分离器321分别通过共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管315A、第二共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离入口器连接管315B与初级旋风分离器311连接；共用次级旋风分离器出口323与集气室325连通；本方式中，共用两级旋风分离器设备主体上下错开安装，共用初级旋风分离器311在下方；
在上层反应区212和下层反应区112之间设置两个催化剂回流管即催化剂回流管114A和第二催化剂回流管114B；
在每个反应物流引出管121B出口均设置周向旋转的旋流分离器120，其旋流分离器壳体123具有旋流分离器壳体直径D6，旋流分离器壳体123顶部设置旋流分离器壳体气体出口125；该旋流分离器壳体123下沿与上层反应器2之间留有催化剂流出口；
本实施方式中，来自再生器达到要求的再生催化剂GC进入下层反应区112，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器；经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应；反应完成后，下层反应器产品气分别进入设置在各个反应物流引出管121B出口的旋流分离器120，从旋流分离器壳体气体出口125汇集并进入上方气固分离区3的重力稀相沉降区316与上层反应器产品气混合，经两级旋风分离器进一步分离出催化剂后，反应器产品气P从反应器产品气出口326流出催化转化反应器。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式一。
具体实施方式七：
图7为本发明的另一方式的催化转化反应器装置结构示意图；
图7所示的催化转化反应器，由下层反应器1、上层反应器2和气固分离区3组成，分别具有下层反应器直径D1、上层反应器直径D2和气固分离区直径D3；反应物流引出管121B为并列的两个，横截面积不变具有上部直径D5，下部直径与上部直径D5尺寸相同；
两个反应物流引出管121B出口均设有周向旋转的旋流分离器120，每个旋流分离器120由两个以上周向均布的旋流管122和旋流分离器壳体123组成；旋流管122外设置旋流分离器壳体123，具有旋流分离器壳体直径D6，旋流分离器壳体123顶部设置旋流分离器壳体气体出口125；该旋流分离器壳体123下沿与上层反应器2之间留有催化剂流出口；
气固分离区3设置有共用集气室325，气固分离区壳体310上设置有反应器产品气出口326；下层反应器1在气固分离区3设置有与其中一个旋流分离器120连通的独立的下层反应器一级旋风分离器151，下层反应器一级旋风分离器151通过输送管和下层反应器一级旋风分离器入口连接管157、输送管126与其旋流分离器壳体气体出口125连通，下层反应器一级旋风分离器151通过下层反应器产品气输送管136与集气室325连通，集气室325与反应器产品气出口326连通；
在气固分离区3设置有共用的两级旋风分离器，另一旋流分离器120与上层反应器2共用上述共用两级旋风分离器，该两级旋风分离器包括共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，共用次级旋风分离器321通过共用初级旋风分离器出口和次级旋风分离器入口连接管315与初级旋风分离器311连接，共用次级旋风分离器出口323与集气室325连通；本方式中，下层反应器一级旋风分离器151与共用两级旋风分离器设备主体上下错开安装，下层反应器一级旋风分离器151在下方；
本实施方式中，来自再生器达到要求的再生催化剂GC进入下层反应区112，待生催化剂SC从上层反应区212引出返回再生器；经过换热后的反应原料Y1从下层原料分布器111进入下层反应区112，经过换热后的第二反应原料Y2从上层原料分布器211直接进入上层反应区212，在催化剂的环境下进行催化转化反应；完成反应后，下层反应器产品气先进入设置在反应物流引出管121B出口的旋流分离器120，分离出部分催化剂后，部分从旋流分离器壳体气体出口125、输送管126进入下层反应器一级旋风分离器151进一步分离出催化剂后，沿下层反应器产品气输送管136直接流出催化转化反应器或者进入集气室325，部分从旋流分离器壳体气体出口125直接进入气固分离区3的重力稀相沉降区316，与上层反应器产品气混合；上层反应器产品气先进入重力稀相沉降区316，降低催化剂含量后分别经流共用初级旋风分离器311和共用次级旋风分离器321，分离出催化剂后进入集气室325；最终的反应器产品气P经反应器产品气出口326流出催化转化反应器。
本实施方式其他部分装置结构同实施方式一。
实施例：
采用本发明方法以甲醇为原料制备烯烃。甲醇进料300万吨/年，目的产品为乙烯和丙烯，乙烯和丙烯比例1:1。
反应条件参数：
甲醇进料温度250℃，含水比例5％(重)；上层反应器与下层反应器的反应时间2.0秒、反应温度495℃，空速(WHSV)＝5(1/H)，上层反应器与下层反应器的循环再生催化剂剂的剂醇比＝1/5，催化剂颗粒平均直径为60微米；上层反应器甲醇进料量120万吨/年，反应压力0.13MPaG，上层反应区气体表观流速0.8米/秒，上层反应区高度H2即催化剂层高1.6米，上层反应器稀相空间高度H4为2米，上层反应器直径D2为12米；下层反应器甲醇进料量180万吨/年，反应压力0.14MPa(兆帕)，下层反应区气体表观流速1.0米/秒，下层原料分布器以上催化剂层高即下层反应区高度H1为2米，下层反应器稀相空间高度H3为4米，下层反应器直径D1为12米；在上层反应器中心设置一个反应物流引出管，反应物流引出管入口和下层反应器壳体间设置锥型隔板，下层反应器产品气在锥型隔板下锥体空间和反应物流引出管内的停留时间为2.0秒，采用上部直径D5为3.5米(内径)的等径反应物流引出管；再生催化剂剂从上层反应区进入催化转化反应器，待生催化剂剂从上层反应区流出，再生催化剂进出量130吨/小时；在上层反应器壳体和下层反应器壳体外周向均匀设置4个催化剂回流管；反应物流引出管物料流速12米/秒，反应物流引出管出口设置8个旋流管，旋流管出口气体表观流速10米/秒；旋流分离器壳体直径D6按横截面积气体表观流速5米/秒设计，旋流分离器壳体下沿距上层原料分布器600毫米；旋流分离器壳体气体出口设置18个并列的一级旋风分离器，一级旋风分离器入口气体流速12米/秒；下层反应器产品气从一级旋风分离器出口经下层反应器产品气输送管直接进入气固分离区顶部的共用集气室，从反应器产品气出口流出，该下层反应器产品气输送管竖直设在气固分离区中心；气固分离区直径D3为16米，其直段切线高度14米；上层反应器壳体和气固分离区壳体之间的过渡锥体高度为8米；上层反应器壳体和下层反应器壳体切线总高10.6米；下层原料分布器使用管式分布器，上层原料分布器使用板式分布板，开口率10％；下层反应器壳体内径11.5米，上层反应器内径12米；上层反应器内设置甲醇原料取热管，控制反应区温度；下层反应器设置使水气化的外取热器，控制反应区温度。
实施结果显示：对相同的反应条件，已有技术使用单层流化床反应器反应区时反应器直径需要直径16米。使用本发明直径仅需12米。

Claims (14)

1.一种催化转化反应方法，反应原料催化转化反应过程在催化转化反应器的下层反应器（1）和上层反应器（2）内并行完成，反应原料分别经过原料分布器进入下层反应器（1）和上层反应器（2）底部的反应区，即经下层原料分布器（111）进入下层反应区（112），经上层原料分布器（211）进入上层反应区（212），完成反应后的下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气进入催化转化反应器上方的气固分离区（3），分离出催化剂后流出催化转化反应器；
所述下层反应区（112）和上层反应区（212）上方均设置有相应的反应器稀相空间，反应产品气离开下层反应区（112）和上层反应区（212）后先进入相应的反应器稀相空间，再进入气固分离区（3）；所述气固分离区（3）设置重力稀相沉降区、旋风分离区；
所述下层反应器反应产品气从与上层反应器（2）隔离的反应物流引出管引出，进入气固分离区（3），在气固分离区（3）完成催化剂分离后从反应器产品气出口流出；所述上层反应器产品气进入气固分离区（3）的重力稀相沉降区，降低催化剂含量或携带量后再进入旋风分离区进行催化剂分离，然后从反应器产品气出口流出；
所述下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气分别用设在气固分离区（3）各自独立的旋风分离器分离出催化剂后流出催化转化反应器；或者所述下层反应器反应产品气和下层反应器反应产品气先在气固分离区（3）的重力稀相沉降区混合，再进入共用的旋风分离器内分离出催化剂后，流出催化转化反应器。
2.如权利要求1所述催化转化反应方法，其特征在于，来自再生器的再生催化剂进入下层反应区（112）和/或上层反应区（212），待生催化剂从下层反应区（112）和/或上层反应区（212）引出返回再生器，下层反应器（1）和上层反应器（2）的催化剂藏量由催化剂回流管控制；所述下层反应器反应产品气和上层反应器反应产品气在气固分离区（3）分离出的催化剂重力沉降到上层反应区（212），多于反应需要的催化剂回流到下层反应区（112）。
3.如权利要求1所述催化转化反应方法，其特征在于，所述下层反应器（1）的反应原料从下层原料分布器（111）进入下层反应区（112），完成反应后的下层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入下层反应器稀相空间（113），部分催化剂因重力沉降到下层反应区（112）内，使下层反应器产品气携带的催化剂减少；然后下层反应器产品气从反应物流引出管先进入气固分离区（3）的重力稀相沉降区与上层反应器产品气混合，或者先进入设置在反应物流引出管出口的旋流分离器（120），从旋流分离器壳体气体出口（125）进入上方气固分离区（3）的重力稀相沉降区与上层反应器产品气混合；下层反应器产品气在气固分离区（3）经一级旋风分离器或两级旋风分离器进一步分离出催化剂后，从反应器产品气出口流出；旋流分离器（120）分离出的催化剂沉降到上层反应区（212）。
4.如权利要求3所述催化转化反应方法，其特征在于，所述下层反应器产品气离开旋流分离器（120）后直接进入独立的一级旋风分离器或两级旋风分离器完成气固分离，然后流出催化转化反应器。
5.如权利要求1所述催化转化反应方法，其特征在于，所述上层反应器（2）的反应原料从上层原料分布器（211）直接进入上层反应区（212），完成反应后上层反应器产品气离开流化床催化剂床层，向上进入上层反应器稀相空间（213），部分催化剂因重力沉降到上层反应区（212）内，上层反应器产品气再进入上方气固分离区（3）旋风分离区的两级旋风分离器，进一步分离出催化剂后，流出催化转化反应器。
6.如权利要求1所述催化转化反应方法，其特征在于，所述下层反应器反应产品气由两个以上的反应物流引出管引出，或者所述反应物流引出管出口全部设置旋流分离器（120），流出旋流分离器（120）的下层反应器反应产品气在独立的一级旋风分离或两级旋风分离器完成气固分离；或者所述反应物流引出管出口部分设置旋流分离器（120），流出旋流分离器（120）的下层反应器反应产品气在独立的一级旋风分离或两级旋风分离器完成气固分离，其余的下层反应器反应产品气在气固分离区（3）与上层反应器反应产品气混合后在两级旋风分离器完成气固分离。
7.一种催化转化反应器，其特征在于：
由下层反应器（1）、上层反应器（2）和气固分离区（3）组成；
所述下层反应器（1）顶部设置反应物流隔板（115）和反应物流引出管，使下层反应器（1）、上层反应器（2）隔离；所述反应物流隔板（115）为平板或锥形板；所述反应物流引出管竖直设在上层反应器（2）内；下层反应器（1）和上层反应器（2）底部区域分别设置有反应原料进口；
所述下层反应器（1）包括下层反应区（112）及其上方的下层反应器稀相空间（113），所述上层反应器（2）包括上层反应区（212）及其上方的上层反应器稀相空间（213），所述气固分离区（3）包括重力稀相沉降区、旋风分离区；
所述下层反应器（1）和上层反应器（2）在气固分离区（3）分别设置独立的旋风分离器或者下层反应器（1）和上层反应器（2）共用旋风分离器；所述气固分离区壳体（310）设置有反应器产品气出口；所述下层反应器（1）内设置有管式或板式的下层原料分布器（111），所述上层反应器（2）内设置有管式或板式的上层原料分布器（211）。
8.如权利要求7所述催化转化反应器，其特征在于，所述反应物流引出管为一个，设置在催化转化反应器的中心区；或者所述反应物流引出管为两个以上，沿催化转化反应器横截面分散设置。
9.如权利要求7所述的催化转化反应器，其特征在于，所述反应物流引出管出口部分或全部设置周向旋转的旋流分离器（120），每个该旋流分离器（120）由两个以上周向均布的旋流管（122）和旋流分离器壳体（123）组成；旋流管（122）外设置旋流分离器壳体（123），旋流分离器壳体（123）顶部设置旋流分离器壳体气体出口（125）；该旋流分离器壳体（123）下沿与上层反应器（2）之间留有催化剂流出口；在所述旋流分离器（120）和上层反应器壳体（210）间形成上层反应区（212）。
10.如权利要求9所述催化转化反应器，其特征在于，所述气固分离区（3）设置与所述旋流分离器壳体气体出口（125）经输送管（126）直接连接的一级旋风分离器或两级旋风分离器。
11.如权利要求10所述催化转化反应器，其特征在于：所述下层反应器（1）设置独立的一级旋风分离器或两级旋风分离器，所述上层反应器（2）设置独立的两级旋风分离器；所述下层反应器（1）的旋风分离器和上层反应器（2）的旋风分离器上下错开布置或并列布置；当下层反应器（1）和上层反应器（2）均设置两级旋风分离器时，两级旋风分离器的次级旋风分离器和初级旋风分离器上下错开布置；当下层反应器（1）设置一级旋风分离器时，所述一级旋风分离器布置在下方。
12.如权利要求7所述催化转化反应器，其特征在于，所述上层反应区（212）和下层反应区（112）之间设置两个以上的催化剂回流管，所述催化剂回流管设置在催化转化反应器壳体内部或外部。
13.如权利要求7所述催化转化反应器，其特征在于，所述气固分离区（3）设置两组以上并联的两级旋风分离器，下层反应器（1）和上层反应器（2）共用所述两级旋风分离器；所述的旋风分离器出口连接共用的集气室和反应器产品气出口。
14.如权利要求7所述催化转化反应器，其特征在于，当下层反应器（1）和上层反应器（2）在气固分离区（3）分别设置独立的旋风分离器时，在气固分离区壳体（310）上分别设置与各独立旋风分离器连通的反应器产品气出口。
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Citations (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NZ193024A (en) * 1979-03-01 1982-03-23 Mobil Oil Corp Catalytic conversion of lower alcohols to hydrocarbons comprising gasoline
FR2669627A1 (fr) * 1990-11-22 1992-05-29 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion catalytique d'une charge contenant au moins un compose oxygene en composes olefiniques de 2 a 4 atomes de carbone et comportant une regeneration sensiblement totale du catalyseur.
CN1084431A (zh) * 1992-09-22 1994-03-30 中国科学院大连化学物理研究所 甲醇转化为轻烯烃的催化剂和反应工艺
EP0699224A1 (fr) * 1993-05-10 1996-03-06 Inst Francais Du Petrole Procede de regulation du niveau thermique d'un solide dans un echangeur de chaleur presentant des nappes cylindriques de tubes
KR20070065841A (ko) * 2005-12-20 2007-06-25 앵스띠뛰 프랑세 뒤 뻬뜨롤 통합된 기체/고체 분리 시스템을 갖는 2개의 유동 반응구역을 구비한 신규한 반응기
CN101602646A (zh) * 2009-07-24 2009-12-16 中国海洋石油总公司 一种甲醇/二甲醚生产芳烃的方法及其专用反应装置
CN102814151A (zh) * 2011-06-08 2012-12-12 富德（北京）能源化工有限公司 由含氧化合物制烯烃的流化床反应器和方法
CN102827635A (zh) * 2011-06-15 2012-12-19 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN103394312A (zh) * 2013-08-09 2013-11-20 清华大学 一种醇/醚催化转化制芳烃的多段流化床装置及方法
CN205528515U (zh) * 2016-03-29 2016-08-31 中国石油天然气集团公司 一种甲醇制烯烃的装置
CN106045808A (zh) * 2016-06-01 2016-10-26 石宝珍 甲醇制烃类产品反应方法和装置

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102453500A (zh) * 2010-10-21 2012-05-16 中国石油化工股份有限公司 一种烃油催化裂化方法和烃油催化裂化设备
US8791165B2 (en) * 2011-08-03 2014-07-29 Unitel Technologies, Inc. Synthesis of DME using a fluid pluralized bed reactor
CN204447968U (zh) * 2014-10-31 2015-07-08 中国石油天然气股份有限公司 流化催化反应器

Patent Citations (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NZ193024A (en) * 1979-03-01 1982-03-23 Mobil Oil Corp Catalytic conversion of lower alcohols to hydrocarbons comprising gasoline
FR2669627A1 (fr) * 1990-11-22 1992-05-29 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion catalytique d'une charge contenant au moins un compose oxygene en composes olefiniques de 2 a 4 atomes de carbone et comportant une regeneration sensiblement totale du catalyseur.
CN1084431A (zh) * 1992-09-22 1994-03-30 中国科学院大连化学物理研究所 甲醇转化为轻烯烃的催化剂和反应工艺
EP0699224A1 (fr) * 1993-05-10 1996-03-06 Inst Francais Du Petrole Procede de regulation du niveau thermique d'un solide dans un echangeur de chaleur presentant des nappes cylindriques de tubes
KR20070065841A (ko) * 2005-12-20 2007-06-25 앵스띠뛰 프랑세 뒤 뻬뜨롤 통합된 기체/고체 분리 시스템을 갖는 2개의 유동 반응구역을 구비한 신규한 반응기
CN101602646A (zh) * 2009-07-24 2009-12-16 中国海洋石油总公司 一种甲醇/二甲醚生产芳烃的方法及其专用反应装置
CN102814151A (zh) * 2011-06-08 2012-12-12 富德（北京）能源化工有限公司 由含氧化合物制烯烃的流化床反应器和方法
CN102827635A (zh) * 2011-06-15 2012-12-19 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN103394312A (zh) * 2013-08-09 2013-11-20 清华大学 一种醇/醚催化转化制芳烃的多段流化床装置及方法
CN205528515U (zh) * 2016-03-29 2016-08-31 中国石油天然气集团公司 一种甲醇制烯烃的装置
CN106045808A (zh) * 2016-06-01 2016-10-26 石宝珍 甲醇制烃类产品反应方法和装置

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