本发明涉及化工领域，具体而言，涉及一种甲醇制烯烃装置及方法。
背景技术：
乙烯、丙烯等低碳烯烃是最基本的化工原料，尤其是乙烯的生产能力是衡量一个国家和地区化工水平的标志之一。目前主要的乙丙烯生产方式有以石油为原料的裂解技术、甲醇制烯烃技术、甲醇制丙烯技术、丙烷脱氢技术等，均已经形成产业化。我国石油资源严重短缺，2015年石油对外依存度达到60％，严重影响我国能源战略安全。以石油基为来源的乙丙烯生产路线要消耗宝贵的石油资源，我国煤炭资源丰富，开展煤基烯烃生产路线具有重要意义。一方面减少石油资源消耗，另一方面提高煤炭利用效率和经济价值。煤基烯烃的技术路线为：煤气化、合成气净化、合成气制甲醇、甲醇制烯烃、烯烃分离、烯烃聚合生产聚乙烯和聚丙烯。目前我国甲醇产量相对过剩，甲醇市场低迷，利用甲醇转化生产低碳烯烃不仅能缓解乙丙烯市场短缺，同时提高甲醇生产企业经济效益。
甲醇转化制低碳烯烃(甲醇制烯烃)通常采用磷酸硅铝分子筛微球型催化剂，其主要活性组分为sapo-34分子筛，催化剂在反应过程中会产生积碳，堵塞分子筛孔道，造成分子筛催化活性降低。催化剂需要周期性的再生，烧掉催化剂表面的积炭，恢复催化剂活性。因此，甲醇制烯烃过程均需要反应器和再生器组合。国内外专利报道了多种甲醇制烯烃的方法和装置，大多采用流化床反应器和流化床再生器。
目前，运行、在建和设计的甲醇制烯烃装置最大加工能力为180万吨甲醇/年，烯烃生产能力为60万吨/年。设置了碳四烯烃裂解或者烯烃歧化的甲醇制烯烃装置的烯烃生产能力达到68万吨/年，难以达到百万吨级的生产规模，无法进一步发挥装置大型化的规模效益和经济效益。石油化工中一般千万吨炼油装置配置百万吨规模乙烯装置，我国已经建成多个百万吨级乙烯生产基地。例如国内目前单套乙烯装置产能最大的上海赛科90万吨乙烯装置，2007年产量突破100万吨，2010年突破120万吨，达到129.43万吨。
石油化工中百万吨级的乙烯工程的生产运营表明，通过装置大型化和集约化，能够降低能耗、提高能效和经济效益。甲醇制烯烃装置一般采用流化床反应再生系统，同为采用流化床反应再生系统的催化裂化装置国内规模最大规模达到350万吨/年，例如广西石化、大连石化和兰州石化的催化裂化装置。美国贝汤炼油厂催化裂化装置单套规模达到600万吨/年。
甲醇制烯烃工艺和催化裂化工艺均采用流化床反应再生系统，由于甲醇制烯烃装置原料为甲醇，分子量为32，远小于催化裂化装置原料平均分子量200左右。同时，对于反应产物，甲醇制烯烃主要产物为乙烯、丙烯等低碳烃，根据反应原理，生成水基本占产品气组成的一半左右，产品气平均分子量较小。催化裂化装置主要产品为汽油(c5-c11烃)、柴油(c11-c20)，平均分子量较大。由于甲醇装置进料和产品气物料性质,导致目前甲醇制烯烃的装置规模难以进一步扩大。从设备大型化看，甲醇制烯烃装置反应器已经接近目前国内最大的流化床反应器尺寸(300万吨催化裂化装置再生器直径为12m)。这表明，在目前技术条件下，通过增大反应器尺寸，从反应器设备制造、装置流态化和稳定性方面存在限制。因此，受制于甲醇制烯烃反应器处理能力限制，要进一步显著提高甲醇制烯烃装置规模难度较大。
技术实现要素：
本发明的主要目的在于提供一种甲醇制烯烃装置及方法，以解决现有技术中甲醇制烯烃装置处理能力不足的问题。
为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种甲醇制烯烃装置，其包括：至少两个反应器，各反应器设置有待生催化剂出口、再生催化剂入口及产品气出口；再生器，再生器设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，且待生催化剂入口分别与各待生催化剂出口连通，再生催化剂出口分别与各再生催化剂入口连通；以及至少两个急冷水洗装置，急冷水洗装置与反应器一一对应设置，急冷水洗装置上设置有产品气入口，且产品气入口与对应的产品气出口连通。
进一步地，装置还包括至少两个待生催化剂汽提器，待生催化剂汽提器与反应器一一对应设置，且待生催化剂汽提器设置在待生催化剂入口与待生催化剂出口连通的管路上。
进一步地，装置还包括再生催化剂汽提器，再生催化剂汽提器设置在再生催化剂出口与再生催化剂入口连通的管路上，用以对再生催化剂进行汽提处理。
进一步地，再生催化剂汽提器为一个，再生催化剂汽提器的入口与再生催化剂出口连通，再生催化剂汽提器的出口分别与各再生催化剂入口连通。
进一步地，再生催化剂汽提器为至少两个，再生催化剂汽提器与反应器一一对应设置，且再生催化剂汽提器设置在再生催化剂入口与再生催化剂出口连通的管路上。
进一步地，反应器的内部设置有相串联的一级旋风分离器和二级旋风分离器，二级旋风分离器位于一级旋风分离器的下游，且二级旋风分离器的气相出口与产品气出口连通。
进一步地，装置还包括至少两个三级旋风分离器，三级旋风分离器与急冷水洗装置一一对应设置，且三级旋风分离器设置在产品气出口与对应的产品气入口之间的管路上。
进一步地，装置还包括第一取热器，第一取热器用以回收反应器内部的反应热。
进一步地，装置还包括第二取热器，第二取热器用以回收再生器内部的再生反应热。
进一步地，第一取热器为内取热器和/或外取热器；第二取热器为内取热器和/或外取热器。
根据本发明的另一方面，提供了一种甲醇制烯烃方法，其包括以下步骤：在至少两个反应器中进行甲醇制烯烃反应，得到产品气和待生催化剂；将各反应器中生成的待生催化剂通入同一个再生器中进行催化剂再生，得到再生催化剂；将再生催化剂返回各反应器中继续进行甲醇制烯烃反应；以及将各反应器中生成的产品气通入与反应器一一对应设置的急冷水洗装置进行急冷水洗处理。
应用本发明的技术方案，提供了一种甲醇制烯烃装置。该装置包括至少两个反应器、再生器及至少两个急冷水洗装置，各反应器设置有待生催化剂出口、再生催化剂入口及产品气出口；再生器设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，且待生催化剂入口分别与各待生催化剂出口连通，再生催化剂出口分别与各再生催化剂入口连通；急冷水洗装置与反应器一一对应设置，急冷水洗装置上设置有产品气入口，且产品气入口分别与对应的产品气出口连通。
本发明上述装置，充分利用了甲醇制烯烃过程中再生器负荷小、反应器负荷大、催化剂循环量小的特点，将多个反应器共用一个再生器。这样可以大幅提高甲醇制烯烃单套装置的产能。且利用多个反应器配合一个再生器和多个急冷水洗装置，利用不同的急冷水洗装置处理各反应器生成的产品气，还能够提高产品气处理效果，并节省设备和占地面积，也有利于节约成本。
附图说明
构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1示出了根据本发明的一种实施例的甲醇制烯烃装置示意图。
其中，上述附图包括以下附图标记：
10、反应器；20、再生器；30、急冷水洗装置；40、待生催化剂汽提器；50、再生催化剂汽提器；60、第二取热器。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
以下结合具体实施例对本申请作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本申请所要求保护的范围。
正如背景技术部分所描述的，现有技术中的甲醇制烯烃装置存在处理能力不足的问题。
为了解决这一问题，本发明提供了一种甲醇制烯烃装置，如图1所示，该装置包括至少两个反应器10，再生器20及至少两个急冷水洗装置30，各反应器10设置有待生催化剂出口、再生催化剂入口及产品气出口；再生器20设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，且待生催化剂入口分别与各待生催化剂出口连通，再生催化剂出口分别与各再生催化剂入口连通；急冷水洗装置30与反应器10一一对应设置，急冷水洗装置30上设置有产品气入口，且产品气入口分别与对应的产品气出口连通。
分析甲醇制烯烃工艺的原理，反应器10进料的甲醇分子量为32，产品气主要为乙烯、丙烯、水、乙烷等，甲醇制烯烃反应是摩尔数增加的反应，根据产物分布差异，摩尔数增加1到2倍之间。根据化学反应平衡原理，分子数增加的反应，低压有利于提高低碳烯烃选择性。依靠提高压力来增大甲醇制烯烃装置的负荷，将导致产品选择性降低。根据反应条件(温度、压力、停留时间)限制，对180万吨甲醇制60万吨烯烃装置，反应器稀相段直径达到10m以上，要进一步通过增大反应器直径，一方面受设备制造限制，另一方面反应器流化质量也随着直径增大而恶化，导致低碳烯烃选择性降低，同时配套设备，也存在放大的风险。
根据甲醇制烯烃反应原理，甲醇制烯烃过程焦炭产率相对较低，典型的工业甲醇制烯烃装置的焦炭产率在1.5-2.5wt％之间，180万吨甲醇进料装置烧焦负荷在3-6吨焦炭/小时，反应器和再生器之间的催化剂循环量在小于200t/h。180万吨/年的催化裂化装置，根据催化原料的性质差异，焦炭产率按照5-10％之间，按照8％计算，烧焦负荷18吨焦炭/小时，远大于甲醇制烯烃装置，同时催化剂循环量超过1000t/h。因此，对于甲醇制烯烃装置，再生器负荷小、反应器负荷大，对应反应器体积大、再生器体积小。再生器负荷还有较大的提升空间。催化剂循环能力也有较大的提升空间。
基于以上原因，本发明提供的上述装置充分利用了甲醇制烯烃过程中再生器负荷小、反应器负荷大、催化剂循环量小的特点，将多个反应器共用一个再生器。这样可以大幅提高甲醇制烯烃单套装置的产能。且利用多个反应器配合一个再生器和多个急冷水洗装置，利用不同的急冷水洗装置处理各反应器生成的产品气，还能够提高产品气处理效果，并节省设备和占地面积，也有利于节约成本。
在一种优选的实施例中，上述装置还包括至少两个待生催化剂汽提器40，待生催化剂汽提器40与反应器10一一对应设置，且待生催化剂汽提器40设置在待生催化剂入口与待生催化剂出口连通的管路上。利用待生催化剂汽提器40能够对待生催化剂出口出来的待生催化剂进行积碳-蒸汽接触，完成汽提后，将分离后的待生催化剂通入再生器10中。这有利于提高待生催化剂的再生效率。
在一种优选的实施例中，装置还包括再生催化剂汽提器50，再生催化剂汽提器50设置在再生催化剂出口与再生催化剂入口连通的管路上，用以对再生催化剂进行汽提处理。这样能够使再生催化剂与蒸汽进行接触，从而能够进一步提高再生催化剂的催化效果。
优选地，如图1所示，再生催化剂汽提器50为一个，再生催化剂汽提器50的入口与再生催化剂出口连通，再生催化剂汽提器50的出口分别与各再生催化剂入口连通。这样，在实际运行过程中，再生催化剂先经过同一个再生催化剂汽提器50处理后，分几路相应返回各反应器10中。这有利于节约设备，降低成本。
优选地，在一种图中未示出的实施例中，再生催化剂汽提器50为至少两个，再生催化剂汽提器50与反应器10一一对应设置，且再生催化剂汽提器50设置在再生催化剂入口与再生催化剂出口连通的管路上。这样，在实际运行过程中，再生催化剂分几路分别进入相应的再生催化剂汽提器50中处理后，再进入相应的反应器10，这样有利于提高再生催化剂的处理效果。
在一种优选的实施例中，反应器10的内部设置有相串联的一级旋风分离器和二级旋风分离器，二级旋风分离器位于一级旋风分离器的下游，且二级旋风分离器的气相出口与产品气出口连通。反应器10内部反应生成的产品气和催化剂一起经过一级旋风分离器和二级旋风分离器后，产品气经产品气出口排出，待生催化剂从其出口排出。设置两级旋风分离器能够更充分地将二者分离开来。
优选地，装置还包括至少两个三级旋风分离器，三级旋风分离器与急冷水洗装置30一一对应设置，且三级旋风分离器设置在产品气出口与对应的产品气入口之间的管路上。设置三级旋风分离器能够进一步将产品气中携带的微粉分离去除。
在一种优选的实施例中，装置还包括第一取热器，第一取热器用以回收反应器10内部的反应热。更优选地，装置还包括第二取热器60，第二取热器60用以回收再生器20内部的再生反应热。这样能够进一步回收热量，节约能耗。采用的取热器类型可以是本领域常用的类型，优选地，第一取热器为内取热器和/或外取热器；第二取热器60为内取热器和/或外取热器。即第一取热器、第二取热器可以是单独的内取热器或外取热器，也可以是内取热器和外取热器的结合。更优选地，第二取热器60为外取热器，第一取热器为内取热器。
优选地，上述反应器10中设置有进料分布器，且进料分布器与甲醇进料口连通。优选地，上述装置还包括甲醇进料系统，该甲醇进料系统与甲醇进料口连通。当然，可以为各反应器10设置单独的甲醇进料系统，或者各反应器10共用一个甲醇进料系统。此外，优选上述装置还包括新鲜催化剂供应罐和废催化剂回收罐，新鲜催化剂供应罐与反应器10的新鲜催化剂进口连通，废催化剂回收罐与反应器10设置在待生催化剂进出口之间的管路上的废催化剂出口连通。
优选地，在一种图中未示出的实施例中，一个反应器10和再生器20同轴设置，且再生器20设置在该反应器10之上。这样可以利用催化剂重力流将再生催化剂分别进入各反应器10之中。
以两个反应器为例说明本发明上述装置的具体运行过程：原料甲醇经过预热后，分别进入两个反应器10，在反应器10中与催化剂接触反应。反应后的产品气与催化剂通过三级旋风分离器分离，催化剂经反应后生焦，活性降低，形成待生催化剂。两个反应器10的待生催化剂经过汽提后，分别通过两路进入同一个再生器20进行再生(这里的待生催化剂入口可以是不同的入口，也可以是同一个入口)，待生催化剂在再生器20中与空气中的氧气接触再生，烧掉催化剂上的焦炭，恢复催化剂活性，得到再生催化剂。再生催化剂从再生器20的再生催化剂出口引出，经过独立的汽提和冷却后，分两路分别进入两个反应器10继续进行反应。该过程中，反应再生系统形成两路催化剂循环，各自分别控制循环量，共用一个再生器。两个反应器10产生的产品气经过取热后进入不同的急冷水洗装置。
在工艺参数方面，原料甲醇经过换热后将温度升至100-300℃之间，通过进料分布器分别进入两个反应器中进行反应，反应温度在400-550℃之间，优选400-500℃；待生催化剂积炭含量优选5-10wt％，更优选控制在7-8wt％之间。反应后的待生催化剂进入再生器进行再生，再生温度在600-780℃之间，优选650-700℃。通过控制再生反应器中的催化剂停留时间，采用不完全再生方式，控制再生催化剂含有一定的碳含量，提高低碳烯烃的选择性。优选地，再生催化剂的碳含量控制在0.5-4.5wt％之间，更优选1-3wt％。
根据本发明的另一方面，还提供了一种甲醇制烯烃方法，其包括以下步骤：在至少两个反应器中进行甲醇制烯烃反应，得到产品气和待生催化剂；将各反应器中生成的待生催化剂通入同一个再生器中进行催化剂再生，得到再生催化剂；将再生催化剂返回各反应器中继续进行甲醇制烯烃反应；以及将各反应器中生成的产品气通入与反应器一一对应设置的急冷水洗装置进行急冷水洗处理。
利用本发明提供的上述甲醇制烯烃方法，考虑到mto反应焦炭生成率低，再生烧焦负荷小；工业条件催化剂失活相对较慢，催化剂循环量低；反应产物分子量小、低压有利于提高低碳烯烃选择性，反应器负荷大等特点，提出两台或多台反应器共用一台再生器进行甲醇制烯烃反应，能够大幅提高甲醇制烯烃单套装置的产能，并节省了设备和占地面积。
从以上的描述中，可以看出，本发明上述的实施例实现了如下技术效果：
1、采用本发明提供的技术方案，单套甲醇制烯烃装置烯烃产能达到百万吨级以上，与现有技术中典型mto技术最大产能68万吨/年相比，装置产能提高接近50％，达到石油化工中乙烯装置的规模级别，具有显著的规模效应和经济效益。
2、本发明采用多个反应器共用一个再生器，可以节约甲醇制烯烃装置再生系统的投资，节省再生器、主风压缩机、再生器一二级旋风分离器、再生器三级旋风分离器等相应设备，预计单位烯烃产能节约将降低投资15％以上。
3、本发明提升装置产能，相比相同规模装置节约占地20％以上。
4、两个反应器产品气出口采用独立的急冷水洗系统，两套反应再生系统独立性强，操作更灵活。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。