專利名稱：：一種甲醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二甲醚的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種從甲醇生產(chǎn)二曱醚的方法。
背景技術(shù)：
：二曱醚(DME)的生產(chǎn)方法有一步法和二步法。一步法是指由原料氣一次合成二曱醚；二步法是由合成氣合成甲醇，然后再脫水制取二曱醚。二步法分兩步進(jìn)行，即先由合成氣合成曱醇，甲醇在酸催化下脫水制二曱醚。二步法合成二曱醚是目前國(guó)內(nèi)外二曱醚生產(chǎn)的主要工藝，該法以精甲醇為原料，脫水反應(yīng)副產(chǎn)物少，二甲醚純度高，工藝成熟，裝置適應(yīng)性廣，后處理簡(jiǎn)單，可直接建在曱醇生產(chǎn)廠，也可建在其它公用設(shè)施好的非甲醇生產(chǎn)廠。國(guó)內(nèi)外多采用含Y-Al203/Si02制成的ZSM-5分子篩作為脫水催化劑。反應(yīng)溫度控制在280-340°C，壓力為0.5-0.8MPa。甲醇的單程轉(zhuǎn)化率在70-85%之間，二甲醚的選擇性大于98%。CN1180064A公開了一種二甲醚的生產(chǎn)方法，以曱醇為原料，在較低溫度(100至125X:)、常壓(0-0.05MPa表壓)和新的催化劑作用下進(jìn)行反應(yīng)脫水，即可產(chǎn)出二曱醚氣體。CN1125216A公開了一種由甲醇生產(chǎn)二曱醚的方法，該方法是曱醇先進(jìn)入汽化分離塔，除去高沸點(diǎn)物及雜質(zhì)后，在多段冷激式反應(yīng)器內(nèi)，復(fù)合固體酸催化劑存在下進(jìn)行催化脫水反應(yīng)，脫水產(chǎn)物進(jìn)入高效填料精餾塔內(nèi)進(jìn)行精餾，根據(jù)不同需要，選擇不同操作回流比，制得純度卯-99.99%二曱醚產(chǎn)品。CN1368493A公開了一種曱醇催化脫水制備二曱醚的方法，涉及一種甲醇催化脫水制二甲醚的方法，其中脫水是在含SO,的固體酸催化劑存在下進(jìn)行的。催化劑中SO^含量?jī)?yōu)選為2-25重％，優(yōu)選的催化劑栽體選自Y-A1203，Ti-Al2(Si02。CN1301686A公開了一種曱醇脫水制二曱醚的方法，該方法是以高嶺土為原料，經(jīng)^IL酸改性后作為催化劑，用于曱醇脫水制二曱醚。US2004/0034255A1公布了一種利用活性氧化鋁催化曱醇?xì)庀嗝撍苽涠趺训姆椒?，所述活性氧化鋁的孔徑為2.5nm到8.0nm，其中氧化鈉的含量低于0.07%。上述方法主要利用復(fù)合固體酸、酸改性高嶺土、活性氧化鋁等催化曱醇脫水制備二甲醚，且主要利用固定床反應(yīng)器，生產(chǎn)的二曱醚多用作精細(xì)化學(xué)品，生產(chǎn)規(guī)模小，生產(chǎn)成本較高。另外，曱醇的脫水反應(yīng)放熱，床層溫度難以控制。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上提供一種曱醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二甲醚的方法。本發(fā)明的技術(shù)方案如下曱醇原料與含Y系列沸石的催化劑在提升管+流化床反應(yīng)器中接觸，在溫度150-350X:、催化劑與曱醇原料的重量比為0.001-50、反應(yīng)時(shí)間0.1-20秒、壓力11000kPa的條件下反應(yīng)，控制流化床反應(yīng)器床層溫度在35(TC以下，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和目的產(chǎn)物二甲醚；從旋風(fēng)分離器分離出來(lái)的積炭催化劑循環(huán)回流化床，流化床內(nèi)的積炭催化劑部分或全部經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生，再生催化劑返回反應(yīng)器與曱醇原料接觸。由于曱醇的脫水反應(yīng)劇烈放熱，床層溫度難以控制。為了控制流化反應(yīng)器床層溫度在350TC以下，采取下列措施中的一種或幾種1、在流化反應(yīng)器床層內(nèi)部設(shè)置取熱器；2、部分積炭催化劑從流化反應(yīng)器床層上部出來(lái)，經(jīng)外取熱循環(huán)回流化反應(yīng)器床層下部的提升管，循環(huán)過(guò)程中積炭催化劑經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提；3、再生催化劑經(jīng)外取熱或內(nèi)取熱返回流化反應(yīng)器床層下部的提升管。再生催化劑與積炭催化劑循環(huán)回至提升管時(shí)的入口位置相同或不同，如果位置不同，最好是積炭催化劑的入口在再生催化劑入口下部。所述旋風(fēng)分離器為1級(jí)或2級(jí)。本發(fā)明所述曱醇原料中曱醇的含量為5-100重％優(yōu)選50-100重％更優(yōu)選卯-100重％，可以含有少量雜質(zhì)如水等。所述曱醇原料來(lái)自各種化石燃料如天然氣、煤、油砂、石油等經(jīng)氣化、合成制得的粗曱醇，也可以是其它來(lái)源的甲醇。本發(fā)明中曱醇可以液相進(jìn)料，也可以與反應(yīng)產(chǎn)物或其他熱源熱交換后進(jìn)行氣相進(jìn)料。所述含Y系列沸石的催化劑可以是不含無(wú)機(jī)氧化物和粘土的Y系列沸石和任選的其它分子篩，其中其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10;優(yōu)選含無(wú)機(jī)氧化物、粘土、Y系列沸石、任選的其它分子篩，其中其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10，其它分子篩與Y系列沸石之和占催化劑總重量的10-80重％。其中Y系列沸石包括Y型及其衍生或改性沸石，選自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY中的一種或一種以上的混合物。所述其它分子篩選自中孔沸石、Beta沸石、SAPO分子篩中的一種或幾種。中孔沸石包括ZRP系列(稀土改性)、ZSP系列(鐵改性)、ZSM系列沸石及其衍生或改性沸石，有關(guān)ZRP更為詳盡的描述參見(jiàn)US5，232，675，ZSM系列沸石選自ZSM-5、ZSM畫11、ZSM國(guó)12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM曙35、ZSM-38、ZSM-48和其它類似結(jié)構(gòu)的沸石之中的一種或一種以上的混合物，有關(guān)ZSM-5更為詳盡的描述參見(jiàn)US3，702，886。更優(yōu)的催化劑含Y系列沸石、中孔沸石、無(wú)機(jī)氧化物和粘土，其中中孔沸石與Y系列沸石的重量比為0.1-10，中孔沸石與Y系列沸石之和占催化劑總重量的10-80重％。所述無(wú)機(jī)氧化物選自氧化鋁、氧化硅、無(wú)定型硅鋁中的一種或一種以上的混合物，粘土為高嶺土或/和多水高嶺土。反應(yīng)條件如下溫度100~350匸優(yōu)選150~350°C，壓力l~1000kPa優(yōu)選1卯0kPa(本發(fā)明所有壓力均為表壓)，催化劑與醇類原料的重量比為0.001~50優(yōu)選0.005~40，反應(yīng)時(shí)間0.1-20秒，優(yōu)選0.5-10秒。積炭催化劑中參與燒焦的部分占積炭催化劑總重量的0.1-100%。部分積炭催化劑進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生的情況下，剩余的積炭催化劑返回反應(yīng)器，所述部分積炭催化劑占積炭催化劑總重量的0.1-99o/o。所述再生為單段再生或兩段再生，所述再生催化劑為部分再生催化劑(即半再生催化劑)或/和完全再生催化劑。所述含Y系列沸石的催化劑選自新鮮的催化劑、再生催化劑、半再生催化劑、積炭催化劑中的一種或一種以上的混合物。在本發(fā)明的方法中，曱醇發(fā)生脫水反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)分離得到以二甲醚為主的氣體產(chǎn)物，可以直接用做燃料如民用液化氣等。氣體產(chǎn)物也可以通過(guò)進(jìn)一步分離，得到高純度的二曱醚，用做精細(xì)化學(xué)品。分離得到的液相產(chǎn)物返回曱醇脫水反應(yīng)器進(jìn)行再反應(yīng)。采用本發(fā)明提出的從甲醇生產(chǎn)二甲醚的方法，可以有效控制床層反應(yīng)溫度，保證甲醇連續(xù)地轉(zhuǎn)化為二曱醚。本發(fā)明中曱醇轉(zhuǎn)化率一般在80%以上，二曱醚的選擇性在98%以上，在優(yōu)選條件下，甲醇轉(zhuǎn)化率一般在85%以上，二曱醚的選擇性在98%以上。圖1是曱醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二曱醚的方法流程示意圖之一。圖2是采用反應(yīng)器床層內(nèi)取熱、積炭催化劑汽提后循環(huán)、再生催化劑內(nèi)取熱的實(shí)施方式示意圖。圖3是采用反應(yīng)器床層內(nèi)取熱、再生催化劑外取熱的實(shí)施方式示意圖。圖4-6均是采用反應(yīng)器床層內(nèi)取熱、積炭催化劑循環(huán)的實(shí)施方式示意圖。圖7是采用汽提后的積炭催化劑外取熱后循環(huán)的實(shí)施方式示意圖。圖8是采用反應(yīng)器床層內(nèi)取熱、不汽提的積炭催化劑循環(huán)的實(shí)施方式示意圖。具體實(shí)施例方式下面結(jié)合附圖對(duì)本發(fā)明所提供的曱醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二曱醚的方法作進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此限制本發(fā)明。圖1至圖8提供了甲醇脫水制二甲醚的流化催化反應(yīng)再生過(guò)程中不同的催化劑取熱方式和催化劑循環(huán)方式。圖1~8中1為曱醇脫水的流化床層反應(yīng)器，2為催化劑再生器，3為汽提器，4、9為旋風(fēng)分離器，5為氣體集氣室，6為曱醇脫水的提升管反應(yīng)器，7、8為取熱器，其它標(biāo)號(hào)均代表管線。圖1是甲醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二曱醚的方法流程示意圖之一。本發(fā)明提出的甲醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二曱醚的方法所用的裝置主要為反應(yīng)-再生系統(tǒng)，包括催化劑取熱系統(tǒng)。反應(yīng)-再生系統(tǒng)是曱醇脫水制二曱醚及催化劑再生的主要部分，反應(yīng)過(guò)程中通過(guò)調(diào)整反應(yīng)溫度和曱醇停留時(shí)間以達(dá)到曱醇的最佳轉(zhuǎn)化率和二曱醚的最佳選擇性。催化劑再生是保證裝置連續(xù)操作的關(guān)鍵，反應(yīng)后的催化劑表面發(fā)生積炭，活性降低，通過(guò)催化劑再生后活性恢復(fù)，重新送入反應(yīng)系統(tǒng)。反應(yīng)生成物與催化劑通過(guò)旋風(fēng)分離器分離，然后進(jìn)入后部分離回收系統(tǒng)，催化劑則回到反應(yīng)或經(jīng)汽提后進(jìn)入再生系統(tǒng)或直接進(jìn)入再生系統(tǒng)再生。催化劑取熱系統(tǒng)主要用來(lái)控制反應(yīng)溫度，保證甲醇脫水反應(yīng)具有高的轉(zhuǎn)化率和二曱醚選擇性。圖1所示方法的流程如下曱醇原料經(jīng)管線61進(jìn)入提升管反應(yīng)器6，汽提后的積炭催化劑經(jīng)管線32進(jìn)入提升管反應(yīng)器6,再生催化劑和未汽提的積炭催化劑混合后經(jīng)管線73進(jìn)入提升管反應(yīng)器6，甲醇原料與催化劑通過(guò)提升管反應(yīng)器6接觸反應(yīng)，同時(shí)將催化劑提升至床層反應(yīng)器l，曱醇在床層反應(yīng)器中進(jìn)一步發(fā)生脫水反應(yīng)。部分積炭催化劑祐五應(yīng)產(chǎn)物攜帶進(jìn)入旋風(fēng)分離器4。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)旋風(fēng)分離器4分離得到積炭催化劑和產(chǎn)物流，其中產(chǎn)物流經(jīng)管線42直接送往集氣室5，該產(chǎn)物流經(jīng)管線51引出進(jìn)一步分離得到目的產(chǎn)物二甲醚；分離后的積炭催化劑固體顆粒由旋風(fēng)分離器料腿41重新循環(huán)返回到流化床層反應(yīng)器1。反應(yīng)得到積炭催化劑分為兩部分，其中一部分積炭催化劑經(jīng)管線12進(jìn)入取熱器7與來(lái)自管線21的再生催化劑混合，經(jīng)來(lái)自管線74的冷卻介質(zhì)如7jC取熱后，經(jīng)管線73循環(huán)返回提升管反應(yīng)器6;另一部分積炭催化劑通過(guò)管線11去汽提器3，汽提蒸汽經(jīng)管線33進(jìn)入汽提器3，汽提后的氣體由管線33進(jìn)入床層反應(yīng)器1上部。汽提后的積炭催化劑又分為兩路，其中一路經(jīng)管線31進(jìn)入催化劑再生器2，含氧再生氣體經(jīng)管線23從底部進(jìn)入再生器2對(duì)催化劑進(jìn)行燒焦再生，再生煙氣經(jīng)管線22從頂部離開再生器2,再生催化劑經(jīng)管線21進(jìn)入取熱器7與來(lái)自管線12的積炭催化劑混合，經(jīng)來(lái)自管線74的冷卻介質(zhì)如水取熱后，經(jīng)管線73循環(huán)至提升管反應(yīng)器6底部與原料接觸反應(yīng)；另一路汽提后的積炭催化劑不經(jīng)再生，直接由汽提器3底部經(jīng)管線32返回提升管6底部與原料接觸反應(yīng)。圖2與圖1相比，不同的是圖l采用外取熱方式，催化劑在反應(yīng)器外部循環(huán)時(shí)將熱量取走。圖2主要采用的是內(nèi)取熱方式，取熱管線11置于床層反應(yīng)器l內(nèi)部，將反應(yīng)產(chǎn)生的熱量取走，維持合適的床層反應(yīng)溫度。圖2中催化劑循環(huán)方式與圖1也不同，分別來(lái)自管線23、12的再生催化劑、積炭催化劑進(jìn)入汽提器3混合汽提。汽提器3—邊與床層反應(yīng)器l、提升管反應(yīng)器6相連，另一邊與再生器2相連。積炭催化劑由床層反應(yīng)器1底部的管線12送至汽提器3,汽提后的部分積炭催化劑再由汽提器3底部的管線32送入再生器2燒焦再生，恢復(fù)活性后的再生催化劑由管線23回到汽提器3與剩余積炭催化劑混合后共同循環(huán)經(jīng)管線31回至提升管反應(yīng)器6,與原料繼續(xù)接觸反應(yīng)。本發(fā)明中汽提器3內(nèi)再生催化劑、積炭催化劑在來(lái)自管線33的蒸汽輔助下充分混合、汽提，循環(huán)利用，不僅保證了催化劑的活性，而且減少了再生催化劑的數(shù)量，減輕了再生器的負(fù)荷，再生器規(guī)?？s小。催化劑應(yīng)用空氣再生，產(chǎn)生的再生煙氣放空處理。為簡(jiǎn)化描述起見(jiàn)，在此處和下文，與前一幅圖相同的部分描述均省略，但這并不影響本領(lǐng)域普通技術(shù)人員對(duì)本發(fā)明的理解。圖3中反應(yīng)器內(nèi)外取熱的兩種方式同時(shí)具備，但是催化劑的循環(huán)方式相對(duì)圖1、圖2簡(jiǎn)單。部分催化劑在床層反應(yīng)器1由管線12直接送入再生器2再生，再生后的催化劑由管線23進(jìn)入取熱器8將熱量取走，冷卻之后的再生催化劑經(jīng)管線81返回到提升管反應(yīng)器6與原料接觸反應(yīng)。松動(dòng)蒸汽由管線83從取熱器9底部送入，再通過(guò)管線82進(jìn)入再生器2頂端，而后隨再生煙氣由管線22排出。原料的轉(zhuǎn)化和產(chǎn)物的選擇性對(duì)于溫度非常敏感。甲醇?xì)庀嗝撍啥趺咽欠艧岱磻?yīng)，為了維持床層反應(yīng)器l的溫度，需要在反應(yīng)過(guò)程中將多余的熱量取走，因此在床層反應(yīng)器l內(nèi)部置入取熱管線ll。取熱管內(nèi)部可走水蒸汽或其它介質(zhì)。由于再生催化劑溫度較高，再生催化劑直接循環(huán)回到提升管反應(yīng)器6會(huì)4t^應(yīng)溫度升高，不利于反應(yīng)，因此同時(shí)采用了再生催化劑循環(huán)時(shí)的外取熱方式，在再生催化劑回反應(yīng)器前安裝再生催化劑取熱器。再生催化劑的這種內(nèi)外取熱方式有效地保證了反應(yīng)溫度的恒定，熱量的重復(fù)利用及二甲醚的選擇性。圖4采用的是內(nèi)取熱方式，部分積炭催化劑經(jīng)管線13直接循環(huán)至提升管反應(yīng)器6的下部，部分積炭催化劑循環(huán)至再生器2進(jìn)行再生，再生催化劑經(jīng)管線23循環(huán)至提升管反應(yīng)器6的下部。通過(guò)兩路同時(shí)循環(huán)可以減輕再生器負(fù)荷，保證催化劑活性和藏量，同時(shí)維持系統(tǒng)的熱量平衡。預(yù)提升氣體經(jīng)管線62從底部進(jìn)入提升管反應(yīng)器6,對(duì)來(lái)自管線13的積炭催化劑進(jìn)行提升。圖5與圖4的取熱方式及再生催化劑、積炭催化劑的循環(huán)方式都相同。唯一不同之處在于，再生催化劑與積炭催化劑循環(huán)回至提升管時(shí)的入口位置不同。圖4所示積炭催化劑的入口在再生催化劑入口下部。也就是說(shuō)，原料在提升管6由下至上輸送過(guò)程中，先與返回提升管6的積炭催化劑在積炭催化劑入口處接觸。當(dāng)原料與積炭催化劑一同提升至再生催化劑入口處時(shí)，從再生器2返回的再生催化劑再與積炭催化劑和原料一同接觸反應(yīng)，共同提升至床層反應(yīng)器l。而圖5中，再生催化劑和積炭催化劑循環(huán)返回提升管6的入口位置相同，相當(dāng)于兩路催化劑在提升管底部先混合后再與原料接觸、反應(yīng)、提升。圖6所示床層反應(yīng)器1頂端的旋風(fēng)分離器也可是兩級(jí)串聯(lián)式。反應(yīng)產(chǎn)物流與積炭催化劑的混合物流從床層反應(yīng)器1頂端送至旋風(fēng)分離器4進(jìn)行一級(jí)分離，經(jīng)分離后的催化劑固體顆粒經(jīng)管線41循環(huán)返回床層反應(yīng)器1底部；夾雜少量未完全分離的催化劑固體顆粒反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)管線42進(jìn)入旋風(fēng)分離器9進(jìn)行二級(jí)分離。分離所得的純凈反應(yīng)產(chǎn)物流經(jīng)管線92進(jìn)入集氣室5收集，固體催化劑顆粒經(jīng)管線91循環(huán)返回床層反應(yīng)器1底部。原料甲醇在進(jìn)入提升管反應(yīng)器之前需預(yù)熱汽化處理，這部分熱量可以來(lái)自催化劑汽提或再生過(guò)程，如圖7所示。催化劑在床層反應(yīng)器l底部送入再生器2或汽提器3，由于反應(yīng)過(guò)程為放熱反應(yīng)，相對(duì)在再生和汽提過(guò)程中催化劑帶有的熱量很高，若將這部分熱量由催化劑循環(huán)返回帶入反應(yīng)器，會(huì)造成反應(yīng)溫度的升高，不利于曱醇的轉(zhuǎn)化和二曱醚的生成。取熱器7內(nèi)部管線61走冷曱醇原料，不僅可以利用催化劑的熱量使原料汽化，又降低了催化劑自身熱量。熱能得以重復(fù)利用，給煉油廠或化工廠提高了經(jīng)濟(jì)效益，一舉兩得。圖8與圖1比較，僅采用內(nèi)部取熱方式，而沒(méi)有外部取熱。積炭催化劑由床層反應(yīng)器1底部輸入汽提器3后，通過(guò)汽提器3分兩路，其中一路經(jīng)管線32直接循環(huán)返回提升管反應(yīng)器6，另一路經(jīng)管線31進(jìn)入再生器2再生處理。再生后的催化劑不經(jīng)取熱經(jīng)管線23直接由再生催化劑入口進(jìn)入提升管反應(yīng)器6參與反應(yīng)。下面的實(shí)施例將對(duì)本方法予以進(jìn)一步的說(shuō)明，但并不因此限制本方法。試驗(yàn)是在中型試驗(yàn)裝置上進(jìn)行，曱醇反應(yīng)器為提升管+流化床。實(shí)施例中所用的曱醇原料(北京化工廠生產(chǎn))性質(zhì)如表l所示。實(shí)施例1本實(shí)施例中所用的催化劑牌代號(hào)為MTD-1(含30重。/。USY沸石，5重。/oZSM-5沸石，余量為載體，均以催化劑總重量為基準(zhǔn))。氣態(tài)曱醇原料進(jìn)入反應(yīng)器與MTD-1催化劑接觸，在溫度270匸，壓力(表壓)0.3MPa,催化劑與甲醇原料的重量比(劑醇比)為1.5，重時(shí)空速3.0h"的條件下反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和產(chǎn)物流，該產(chǎn)物流進(jìn)一步分離得到目的產(chǎn)物二曱醚，產(chǎn)品分布如表2所示，未反應(yīng)的曱醇返回流化床反應(yīng)器；積炭催化劑分為兩部分，其中50重%的積炭催化劑汽提后，其中80重％汽提后積炭催化劑去再生器進(jìn)行燒焦再生，20重％汽提后積炭催化劑返回反應(yīng)器，再生催化劑和剩余50重％的積炭催化劑進(jìn)入取熱器混合，經(jīng)外取熱冷卻至180匸返回反應(yīng)器(參見(jiàn)圖1)。實(shí)施例2本實(shí)施例中所用的催化劑代號(hào)為MTD-2(含35重％USY沸石，余量為載體，均以催化劑總重量為基準(zhǔn))氣態(tài)曱醇原料進(jìn)入反應(yīng)器與MTD-2催化劑接觸，在溫度250。C,壓力(表壓)0.2MPa，催化劑與甲醇原料的重量比(劑醇比)為10,重時(shí)空速20h"的條件下反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和產(chǎn)物流，該產(chǎn)物流進(jìn)一步分離得到目的產(chǎn)物二甲醚，產(chǎn)品分布如表2所示，過(guò)量的甲醇返回流化床反應(yīng)器；積炭催化劑全部去再生器進(jìn)行燒焦再生。全部的積炭催化劑再生后，再生催化劑冷卻至280'C返回流化床循環(huán)使用(參見(jiàn)圖3)。實(shí)施例3本實(shí)施例中所用的催化劑代號(hào)為MTD-3(舍30重％USY沸石，5重。/。Beta沸石，余量為載體，均以催化劑總重量為基準(zhǔn))。氣態(tài)甲醇原料進(jìn)入反應(yīng)器與MTD-3催化劑接觸，在溫度210。C，壓力(表壓)0.4MPa,催化劑與甲醇原料的重量比(劑醇比)為3,重時(shí)空速0.5h—1的條件下反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和產(chǎn)物流，該產(chǎn)物流進(jìn)一步分離得到目的產(chǎn)物二曱醚，產(chǎn)品分布如表2所示，過(guò)量的曱醇返回流化床反應(yīng)器；積炭催化劑分為兩部分，其中25重％的積炭催化劑去再生器進(jìn)行燒焦再生，剩余75重％的積炭催化劑循環(huán)返回提升管。25重％的積炭催化劑再生后，再生催化劑冷卻至250'C返回流化床循環(huán)使用，再生催化劑與積炭催化劑循環(huán)回至提升管時(shí)的入口位置不同，積炭催化劑的入口在再生催化劑入口下部(參見(jiàn)圖4)。實(shí)施例4本實(shí)施例中所用的催化劑代號(hào)為MTD-4(含30重％USY沸石，5重。/。SAPO分子篩，余量為載體，均以催化劑總重量為基準(zhǔn))。氣態(tài)曱醇原料進(jìn)入流化床反應(yīng)器與MTD-4催化劑接觸，在溫度250。C，壓力(表壓)0.1MPa,催化劑與甲醇原料的重量比(劑醇比)為5,重時(shí)空速10h—1的條件下反應(yīng)，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和產(chǎn)物流，該產(chǎn)物流進(jìn)一步分離得到目的產(chǎn)物二甲醚，產(chǎn)品分布如表2所示，過(guò)量的曱醇返回流化床反應(yīng)器；積炭催化劑分為兩部分，其中10重％的積炭催化劑去再生器進(jìn)行燒焦再生，剩余90重％的積炭催化劑循環(huán)返回提升管反應(yīng)器。10重。/。的積炭催化劑再生后，再生催化劑冷卻至340。C返回流化床循環(huán)使用，再生催化劑和積炭催化劑循環(huán)返回提升管的入口位置相同(參見(jiàn)圖5)。表l<table>tableseeoriginaldocumentpage14</column></row><table>權(quán)利要求1.一種從甲醇生產(chǎn)二甲醚的方法，其特征在于該方法包括下列步驟一種甲醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二甲醚的方法，甲醇原料與含Y系列沸石的催化劑在提升管+流化床反應(yīng)器中接觸，在溫度150～350℃、催化劑與甲醇原料的重量比為0.001～50、反應(yīng)時(shí)間0.1-20秒、壓力1～1000kPa的條件下反應(yīng)，控制流化床反應(yīng)器床層溫度在350℃以下，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和目的產(chǎn)物二甲醚；從旋風(fēng)分離器分離出來(lái)的積炭催化劑循環(huán)回流化床，流化床內(nèi)的積炭催化劑部分或全部經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生，再生催化劑返回反應(yīng)器與甲醇原料接觸。2、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量為5-100重％。3、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量為50-100重%。4、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述甲醇原料中甲醇的含量為卯-100重％。5、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述含Y系列沸石的催化劑是不含無(wú)機(jī)氧化物和粘土的Y系列沸石和任選的其它分子篩。6、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述含Y系列沸石的催化劑包括含無(wú)機(jī)氧化物、粘土、Y系列沸石和任選的其它分子篩。7、按照權(quán)利要求5或6的方法，其特征在于所述其它分子篩選自中孔沸石、Beta沸石、SAPO分子篩中的一種或幾種。8、按照權(quán)利要求5或6的方法，其特征在于所述其它分子篩與Y系列沸石的重量比為0-10。9、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于所述含Y系列沸石的催化劑包括Y系列沸石、中孔沸石、無(wú)機(jī)氧化物和粘土。10、按照權(quán)利要求1、5或6的方法，其特征在于所述Y系列沸石選自Y、HY、REY、REHY、USY、REUSY中的一種或一種以上的混合物。11、按照權(quán)利要求7或9的方法，其特征在于所述中孔沸石包括ZRP系列、ZSP系列、ZSM系列沸石及其衍生或改性沸石。12、按照權(quán)利要求9的方法，其特征在于所述中孔沸石與Y系列分子篩的重量比為0.1-10，中孔沸石與Y系列沸石之和占催化劑總重量的10-80重％。13、按照權(quán)利要求5或6的方法，其特征在于所述無(wú)機(jī)氧化物選自氧化鋁、氧化硅、無(wú)定型硅鋁中的一種或一種以上的混合物，粘土為高嶺土或/和多水高嶺土。14、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于反應(yīng)條件如下溫度100~350°C，壓力11000kPa，催化劑與甲醇原料的重量比為0.001-50，反應(yīng)時(shí)間0.1-20秒-。15、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于反應(yīng)條件如下溫度150~350°C，壓力1卯0kPa，催化劑與甲醇原料的重量比為0.005-40，反應(yīng)時(shí)間0.5-10秒。16、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于所述積炭催化劑中參與燒焦的部分占積炭催化劑總重量的0.1-100%。17、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于部分積炭催化劑進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生的情況下，剩余的積炭催化劑返回反應(yīng)器，所述部分積炭催化劑占積炭催化劑總重量的0.1-99%。18、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述再生為單段再生或兩段再生，所述再生催化劑為部分再生催化劑或/和完全再生催化劑。19、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于所述含Y系列沸石的催化劑選自新鮮的催化劑、再生催化劑、半再生催化劑、積炭催化劑中的一種或一種以上的混合物。20、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于在流化反應(yīng)器床層內(nèi)部設(shè)置取熱器。21、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于部分積炭催化劑從流化床反應(yīng)器床層上部出來(lái)，經(jīng)外取熱循環(huán)回流化反應(yīng)器床層下部的提升管，循環(huán)過(guò)程中積炭催化劑經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提。22、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于再生催化劑經(jīng)外取熱或內(nèi)取熱返回流化反應(yīng)器床層下部的提升管。23、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于在流化反應(yīng)器床層內(nèi)部設(shè)置取熱器；同時(shí)部分積炭催化劑從流化反應(yīng)器床層上部出來(lái)，經(jīng)外取熱循環(huán)回流化反應(yīng)器床層下部的提升管，循環(huán)過(guò)程中積炭催化劑經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提。24、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于在流化反應(yīng)器床層內(nèi)部設(shè)置取熱器；同時(shí)再生催化劑經(jīng)外取熱或內(nèi)取熱返回流化反應(yīng)器床層下部的提升管。25、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于部分積炭催化劑從流化反應(yīng)器床層上部出來(lái)，經(jīng)外取熱循環(huán)回流化反應(yīng)器床層下部的提升管，循環(huán)過(guò)程中積炭催化劑經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提；同時(shí)再生催化劑經(jīng)外取熱或內(nèi)取熱返回流化反應(yīng)器床層下部的提升管。26、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于在流化反應(yīng)器床層內(nèi)部設(shè)置取熱器；同時(shí)部分積炭催化劑從流化反應(yīng)器床層上部出來(lái)，經(jīng)外取熱循環(huán)回流化反應(yīng)器床層下部的提升管，循環(huán)過(guò)程中積炭催化劑經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提；同時(shí)再生催化劑經(jīng)外取熱或內(nèi)取熱返回流化反應(yīng)器床層下部的提升管。27、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于再生催化劑與積炭催化劑循環(huán)回至提升管時(shí)的入口位置相同。28、按照權(quán)利要求l的方法，其特征在于再生催化劑與積炭催化劑循環(huán)回至提升管時(shí)的入口位置不同，積炭催化劑的入口在再生催化劑入口下部。29、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述旋風(fēng)分離器為1級(jí)或2級(jí)。全文摘要一種甲醇流化催化氣相脫水生產(chǎn)二甲醚的方法，甲醇原料與含Y系列沸石的催化劑在提升管+流化床反應(yīng)器中接觸，在溫度150～350℃、催化劑與甲醇原料的重量比為0.001～50、反應(yīng)時(shí)間0.1-20秒、壓力1～1000kPa的條件下反應(yīng)，控制流化床反應(yīng)器床層溫度在350℃以下，反應(yīng)物流經(jīng)分離得到積炭催化劑和目的產(chǎn)物二甲醚；從旋風(fēng)分離器分離出來(lái)的積炭催化劑循環(huán)回流化床，流化床內(nèi)的積炭催化劑部分或全部經(jīng)汽提或不經(jīng)汽提進(jìn)入再生器進(jìn)行燒焦再生，再生催化劑返回反應(yīng)器與甲醇原料接觸。該方法有效控制床層反應(yīng)溫度，保證甲醇連續(xù)地轉(zhuǎn)化為二甲醚，甲醇轉(zhuǎn)化率一般在80％以上，二甲醚的選擇性在98％以上。文檔編號(hào)C07C41/09GK101205172SQ20061016951公開日2008年6月25日申請(qǐng)日期2006年12月22日優(yōu)先權(quán)日2006年12月22日發(fā)明者新孫,孫益群,宗保寧,張久順,朱根權(quán),毛安國(guó),謝朝鋼,軍龍申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司;中國(guó)石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院