專利名稱：：含氧化合物制備低碳烯烴的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明涉及一種含氧化合物制備低碳烯烴的方法。技術(shù)背景低碳烯烴，即乙烯和丙烯，是兩種重要的基礎(chǔ)化工原料，其需求量在不斷增加。一般地，乙烯、丙烯是通過石油路線來生產(chǎn)，但由于石油資源有限的供應(yīng)量及較高的價(jià)格，由石油資源生產(chǎn)乙烯、丙烯的成本不斷增加。近年來，人們開始大力發(fā)展替代原料轉(zhuǎn)化制乙烯、丙烯的技術(shù)。其中，一類重要的用于輕質(zhì)烯烴生產(chǎn)的替代原料是含氧化合物，例如醇類(甲醇、乙醇)、醚類(二甲醚、甲乙醚)、酯類(碳酸二甲酯、甲酸甲酯)等，這些含氧化合物可以通過煤、天然氣、生物質(zhì)等能源轉(zhuǎn)化而來。某些含氧化合物己經(jīng)可以達(dá)到較大規(guī)模的生產(chǎn)，如甲醇，可以由煤或天然氣制得，工藝十分成熟，可以實(shí)現(xiàn)上百萬噸級(jí)的生產(chǎn)規(guī)模。由于含氧化合物來源的廣泛性，再加上轉(zhuǎn)化生成輕質(zhì)烯烴工藝的經(jīng)濟(jì)性，所以由含氧化合物轉(zhuǎn)化制烯烴(OTO)的工藝，特別是由甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴(MTO)的工藝受到越來越多的重視。US4499327專利中對(duì)磷酸硅鋁分子篩催化劑應(yīng)用于甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴工藝進(jìn)行了詳細(xì)研究，認(rèn)為SAPO-34是MTO工藝的首選催化劑。SAPO-34催化劑具有很高的輕質(zhì)烯烴選擇性，而且活性也較高，可使甲醇轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)烯烴的反應(yīng)時(shí)間達(dá)到小于10秒的程度，更甚至達(dá)到提升管的反應(yīng)時(shí)間范圍內(nèi)。US6166282中公布了一種氧化物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的技術(shù)和反應(yīng)器，采用快速流化床反應(yīng)器，氣相在氣速較低的密相反應(yīng)區(qū)反應(yīng)完成后，上升到內(nèi)徑急速變小的快分區(qū)后，采用特殊的氣固分離設(shè)備初步分離出大部分的夾帶催化劑。由于反應(yīng)后產(chǎn)物氣與催化劑快速分離，有效的防止了二次反應(yīng)的發(fā)生。經(jīng)模擬計(jì)算，與傳統(tǒng)的鼓泡流化床反應(yīng)器相比，該快速流化床反應(yīng)器內(nèi)徑及催化劑所需藏量均大大減少。CN1723262中公布了帶有中央催化劑回路的多級(jí)提升管反應(yīng)裝置用于氧化物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴工藝，該套裝置包括多個(gè)提升管反應(yīng)器、氣固分離區(qū)、多個(gè)偏移元件等，每個(gè)提升管反應(yīng)器各自具有注入催化劑的端口，匯集到設(shè)置的分離區(qū)，將催化劑與產(chǎn)品氣分開。本領(lǐng)域所公知的，要保證高的低碳烯烴選擇性，催化劑上需要一定數(shù)量的積碳，而且含氧化合物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的過程中對(duì)反應(yīng)溫度等工藝參數(shù)十分敏感?，F(xiàn)有技術(shù)均存在反應(yīng)區(qū)內(nèi)催化劑積炭分布不均、反應(yīng)溫度波動(dòng)大等問題。
發(fā)明內(nèi)容本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中存在的低碳烯烴收率不高的問題，提供一種新的含氧化合物制備低碳烯烴的方法。該方法用于低碳烯烴的生產(chǎn)中，具有低碳烯烴收率較高、低碳烯烴生產(chǎn)工藝經(jīng)濟(jì)性較高的優(yōu)點(diǎn)。為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種含氧化合物制備低碳烯烴的方法，所述方法包括以下步驟(a)提供一種流化床反應(yīng)器，包括反應(yīng)區(qū)、循環(huán)區(qū)、汽提區(qū)、分離區(qū)，使包括所述含氧化合物的原料與包括硅鋁磷酸鹽分子篩催化劑在所述反應(yīng)區(qū)的有效條件下接觸，形成包括低碳烯烴、催化劑的物流l;(b)所述物流l中的催化劑在分離區(qū)中被分離出來，形成待生催化劑，所述待生催化劑進(jìn)入汽提區(qū)；(C)將經(jīng)過汽提的所述待生催化劑分為兩部分，其中第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器與再生介質(zhì)接觸，形成再生催化劑，第二部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入換熱器，與換熱介質(zhì)換熱后返回到所述反應(yīng)區(qū)的底部；(d)所述再生催化劑的至少一部分進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，所述至少一部分的再生催化劑被提升到所述反應(yīng)器的分離區(qū)，通過氣固旋風(fēng)分離器分離后，所述至少一部分的再生催化劑進(jìn)入汽提區(qū)，與所述待生催化劑混合；其中，所述換熱介質(zhì)選自原料或產(chǎn)品中的至少一種，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.010.5:1，換熱介質(zhì)與第二部分催化劑換熱后并入原料進(jìn)料管線，從所述反應(yīng)器底部進(jìn)入反應(yīng)區(qū)。上述技術(shù)方案中，所述含氧化合物原料選自甲醇、二甲醚中的至少一種，優(yōu)選方案選自甲醇；硅鋁磷酸鹽分子篩選自SAPO-5、SAPO-ll、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44或SAPO-56中的至少一種，優(yōu)選方案選自SAPO-18或SAPO-34中的至少一種，更優(yōu)選方案選自SAPO-34;所述反應(yīng)器為快速流化床或提升管，優(yōu)選方案選自快速流化床；所述換熱介質(zhì)選自甲醇、二甲醚、碳四以上烴、低碳烷烴、乙烯、丙烯或產(chǎn)品中的二烯烴中的至少一種，優(yōu)選方案選自甲醇、二甲醚、碳四以上烴或產(chǎn)品中的二烯烴中的至少一種，更優(yōu)選方案選自未反應(yīng)的甲醇、生成的二甲醚、碳四烯烴或二烯烴中的至少一種，最優(yōu)選方案選自未反應(yīng)的甲醇、生成的二甲醚或二烯烴中的至少一種；換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比優(yōu)選方案為0.050.2:i，更優(yōu)選方案為o.06o.i:i;所述汽提區(qū)中的汽提介質(zhì)為水蒸氣；所述催化劑立管中的提升介質(zhì)為水蒸氣；所述有效條件為反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為01MPa，反應(yīng)溫度為300600°C，原料重時(shí)空速為150小時(shí)—1，反應(yīng)區(qū)催化劑平均積炭量為0.017%重量，優(yōu)選方案的所述有效條件為反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為0.010.3MPa，反應(yīng)溫度為400500'C，原料重時(shí)空速為625小時(shí)—1，反應(yīng)區(qū)催化劑平均積炭量為14%重量；所述第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器的待生催化劑占總待生催化劑的590%重量，優(yōu)選方案為1540%重量；所述再生催化劑的10100%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，優(yōu)選方案選自50100%重量。本發(fā)明所述重時(shí)空速定義為包括單位時(shí)間內(nèi)的原料進(jìn)料量除以反應(yīng)區(qū)內(nèi)催化劑的活性組分(如分子篩)含量。本發(fā)明所述的積炭量計(jì)算方法為一定質(zhì)量的催化劑上的積炭質(zhì)量除以所述的催化劑質(zhì)量。催化劑上的積炭質(zhì)量測定方法如下將混合較為均勻的帶有積炭的催化劑混合，然后精確稱量一定質(zhì)量的帶碳催化劑，放到高溫碳分析儀中燃燒，通過紅外測定燃燒生成的二氧化碳質(zhì)量，從而得到催化劑上的碳質(zhì)量。由于含氧化合物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的反應(yīng)過程中，需要催化劑上帶上一定量的碳，以提高低碳烯烴的選擇性。一般的，采用將待生催化劑和再生催化劑混合的方法，以達(dá)到所需的積炭量要求。而更加重要的是，在混合催化劑接觸原料前，催化劑要求混合均勻，才能實(shí)現(xiàn)最大化的收率要求。本領(lǐng)域所公知的，現(xiàn)有循環(huán)流化床技術(shù)中，如流化催化裂化(FCC)，是將再生催化劑直接返回到提升管反應(yīng)區(qū)與原料接觸，但由于現(xiàn)有技術(shù)一般都要求反應(yīng)區(qū)催化劑的平均含碳量越低越好，并不涉及不同帶碳量催化劑的混合問題。另外，由于含氧化合物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的反應(yīng)對(duì)于反應(yīng)溫度十分敏感，反應(yīng)區(qū)反應(yīng)溫度的波動(dòng)將直接影響反應(yīng)效果，若溫度較高的再生催化劑直接返回到反應(yīng)區(qū)，勢(shì)必會(huì)影響反應(yīng)區(qū)的反應(yīng)溫度。因此，總的來說，在含氧化合物轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的過程中，再生催化劑輸送管線的固體流量主要起到兩個(gè)作用一是控制合適的流量與待生催化劑混合，達(dá)到所需的催化劑平均積炭量；二是控制合適的流量進(jìn)入反應(yīng)區(qū)，保證反應(yīng)區(qū)所需的熱量及反應(yīng)溫度的穩(wěn)定。而在現(xiàn)有技術(shù)中，上述兩個(gè)作用往往會(huì)產(chǎn)生矛盾，如再生催化劑流量大，則反應(yīng)區(qū)獲得的熱量高，反應(yīng)溫度升高，但由于混合催化劑中再生催化劑的比例增大，則降低了混合催化劑的平均積炭量。采用本發(fā)明所述的方法，將再生催化劑通過催化劑立管返回到汽提區(qū)，而將汽提區(qū)作為催化劑的混合區(qū)域，同時(shí)降低了再生催化劑的溫度，有效的解決了上述問題。本發(fā)明的方法還在一定程度上降低了再生器的高度。另外，將未反應(yīng)的甲醇、生成的二甲醚回收循環(huán)利用以提高含氧化合物的總轉(zhuǎn)化率，以及將產(chǎn)品中生成的低附加值物質(zhì)，如碳四以上烴，循環(huán)回反應(yīng)器，再轉(zhuǎn)化為低碳烯烴，均可以提高低碳烯烴的總收率，提高工藝的經(jīng)濟(jì)性。由于從分離工段回收的甲醇、二甲醚、碳四以上烴等物質(zhì)在進(jìn)入反應(yīng)區(qū)前需加熱，因此，本發(fā)明通過將上述物質(zhì)與第二部分待生催化劑換熱，不僅可以加熱上述物質(zhì)，而且還可以降低第二部分待生催化劑的溫度，實(shí)現(xiàn)從反應(yīng)區(qū)取熱的目的。采用本發(fā)明的技術(shù)方案所述含氧化合物原料選自甲醇、二甲醚中的至少一種；硅鋁磷酸鹽分子篩選自SAPO-5、SAPO-ll、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44或SAPO-56中的至少一種；所述反應(yīng)器為快速流化床或提升管；所述汽提區(qū)中的汽提介質(zhì)為水蒸氣；所述催化劑立管中的提升介質(zhì)為水蒸氣；所述有效條件為反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為0lMPa，反應(yīng)溫度為300600°C，原料重時(shí)空速為150時(shí)—1，反應(yīng)區(qū)催化劑平均積炭量為0.017%重量；所述第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器的待生催化劑占總待生催化劑的590%重量，所述再生催化劑的10100%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，低碳烯烴收率最高可達(dá)到82.37%重量，取得了較好的技術(shù)效果。圖1為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。圖1中，l為反應(yīng)器原料進(jìn)料；2為反應(yīng)器反應(yīng)區(qū)；3為氣固快速分離設(shè)備；4為汽提區(qū)；5為待生催化劑循環(huán)斜管；6為待生催化劑去再生器輸送管線；7為換熱器；8為反應(yīng)器氣固旋風(fēng)分離器；9為反應(yīng)器分離區(qū)；IO為產(chǎn)品集氣室；ll為產(chǎn)品氣出口管線；12為再生器；13為再生介質(zhì)入口管線；14為再生器再生區(qū)；15為再生器外取熱器；16為再生器氣固旋風(fēng)分離器；17為再生煙氣出口管線；18為再生催化劑輸送管線；19為再生催化劑立管提升介質(zhì)入口管線；20為再生催化劑立管下部的混合段；21為再生催化劑立管；22為再生催化劑立管出口的氣固旋風(fēng)分離器；23為換熱介質(zhì)入口管線；24為換熱介質(zhì)出口管線。包括含氧化合物原料的物流經(jīng)進(jìn)料管線1進(jìn)入反應(yīng)器反應(yīng)區(qū)2中，與分子篩催化劑接觸，反應(yīng)生成含有低碳烯烴的產(chǎn)品，攜帶待生催化劑經(jīng)過氣固快速分離設(shè)備3進(jìn)入反應(yīng)器分離區(qū)，其中，氣固快速分離設(shè)備3分離出來的大部分催化劑進(jìn)入汽提區(qū)4，而氣相產(chǎn)品以及部分未被氣固快速分離設(shè)備分離的催化劑經(jīng)入旋風(fēng)分離器8分離進(jìn)行再次分離，催化劑經(jīng)過旋風(fēng)分離器8的料腿返回到汽提區(qū)4，氣相產(chǎn)品進(jìn)入集氣室10后經(jīng)出口管線11進(jìn)入后續(xù)的分離工段。被氣固快速分離設(shè)備3和旋風(fēng)分離器8分離出的待生催化劑經(jīng)過汽提后分為兩部分，一部分經(jīng)過換熱器7與從管線23來的換熱介質(zhì)換熱后通過催化劑循環(huán)斜管5返回到反應(yīng)區(qū)2的底部，換熱介質(zhì)通過管線24并入進(jìn)料管線1上；另外一部分經(jīng)過催化劑輸送管線6進(jìn)入再生器12的再生區(qū)14中燒炭再生，焦炭燃燒生成的煙氣經(jīng)過旋風(fēng)分離器16后通過煙氣出口管線17進(jìn)入后續(xù)的能量回收系統(tǒng)，再生完成的催化劑通過催化劑輸送管線18進(jìn)入催化劑立管21下部的混合段20中，與提升介質(zhì)19混合，再生催化劑被提升至反應(yīng)器分離區(qū)9中，再生催化劑立管出口設(shè)有氣固旋風(fēng)分離器22，分離出的再生催化劑進(jìn)入汽提區(qū)4中與待生催化劑混合，部分經(jīng)循環(huán)斜管5返回到反應(yīng)區(qū)2中繼續(xù)參與反應(yīng)。下面通過實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實(shí)施例。具體實(shí)施方式實(shí)施例14在快速流化床反應(yīng)裝置中，反應(yīng)系統(tǒng)同圖1。反應(yīng)區(qū)平均溫度為500°C,反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為0.1MPa，純甲醇進(jìn)料，甲醇重時(shí)空速為25小時(shí)—i，催化劑類型見表l，汽提區(qū)汽提介質(zhì)為水蒸氣，再生催化劑立管提升介質(zhì)為水蒸氣，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為甲醇，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.05:1。.第一部分通過催化劑輸送管線6進(jìn)入再生器12的待生催化劑占總待生催化劑的40%重量，所述再生催化劑的100%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，反應(yīng)區(qū)2中的催化劑平均積炭量為2.5%重量。保持催化劑流動(dòng)控制的穩(wěn)定性，反應(yīng)器出口產(chǎn)物采用在線氣相色譜分析，實(shí)驗(yàn)結(jié)果見表l。表l<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table>實(shí)施例56按照實(shí)施例4所述的條件，只是改變反應(yīng)器溫度，實(shí)驗(yàn)結(jié)果見表2。表2<table>tableseeoriginaldocumentpage8</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>按照實(shí)施例4所述的條件，改變第一部分通過催化劑輸送管線6進(jìn)入再生器12的待生催化劑占總待生催化劑的比例和平均積炭量，所述再生催化劑的50%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，實(shí)驗(yàn)結(jié)果見表5。表5<table>tableseeoriginaldocumentpage9</column></row><table>實(shí)施例15按照實(shí)施例4所述的條件，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為二甲醚，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.06:1，低碳烯烴收率為80.31%重量。實(shí)施例16按照實(shí)施例4所述的條件，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為l-丁烯，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為O.l:1，低碳烯烴收率為81.75%重量。實(shí)施例17按照實(shí)施例4所述的條件，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為甲醇與二烯烴的混合物，甲醇與二烯烴的重量比為io:i，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.2:i，低碳烯烴收率為80.88%重量。實(shí)施例18按照實(shí)施例4所述的條件，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為乙烯，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.01:1，低碳烯烴收率為80.31%重量。實(shí)施例19按照實(shí)施例4所述的條件，換熱器7中與待生催化劑的換熱介質(zhì)為甲醇和乙烯的混合物，甲醇與乙烯的重量比例為5:l，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為o.5:l，低碳烯烴收率為82.37%重量。比較例1按照實(shí)施例4所述的條件，只是將再生催化劑直接返回到反應(yīng)區(qū)2下部，低碳烯烴碳基收率為78.15%重量。比較例2按照實(shí)施例13所述的條件，將再生催化劑直接返回到反應(yīng)區(qū)2下部，低碳烯烴碳基收率為74.99%重量。比較例3按照實(shí)施例4所述的條件，只是將換熱介質(zhì)換成水蒸氣，換熱后的水蒸氣不并入進(jìn)料管線1中，低碳烯烴碳基收率為80.12%重量。顯然，采用本發(fā)明的方法，可以達(dá)到提高低碳烯烴收率的目的，具有較大的技術(shù)優(yōu)勢(shì)，可用于低碳烯烴的工業(yè)生產(chǎn)中。權(quán)利要求1.一種含氧化合物制備低碳烯烴的方法，所述方法包括以下步驟(a)提供一種流化床反應(yīng)器，包括反應(yīng)區(qū)、循環(huán)區(qū)、汽提區(qū)、分離區(qū)，使包括所述含氧化合物的原料與包括硅鋁磷酸鹽分子篩催化劑在所述反應(yīng)區(qū)的有效條件下接觸，形成包括低碳烯烴、催化劑的物流1；(b)所述物流1中的催化劑在分離區(qū)中被分離出來，形成待生催化劑，所述待生催化劑進(jìn)入汽提區(qū)；(c)將經(jīng)過汽提的所述待生催化劑分為兩部分，其中第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器與再生介質(zhì)接觸，形成再生催化劑，第二部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入換熱器，與換熱介質(zhì)換熱后返回到所述反應(yīng)區(qū)的底部；(d)所述再生催化劑的至少一部分進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸，所述至少一部分的再生催化劑被提升到所述反應(yīng)器的分離區(qū)，通過氣固旋風(fēng)分離器分離后，所述至少一部分的再生催化劑進(jìn)入汽提區(qū)，與所述待生催化劑混合；其中，所述換熱介質(zhì)選自原料或產(chǎn)品中的至少一種，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.01～0.5∶1，換熱介質(zhì)與第二部分催化劑換熱后并入原料進(jìn)料管線，從所述反應(yīng)器底部進(jìn)入反應(yīng)區(qū)。2、根據(jù)權(quán)利要求1所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述含氧化合物原料選自甲醇、二甲醚中的至少一種；所述硅鋁磷酸鹽分子篩選自SAPO-5、SAPO-ll、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44或SAPO-56中的至少一種；所述反應(yīng)器為快速流化床或提升管；所述換熱介質(zhì)選自甲醇、二甲醚、碳四以上烴、低碳烷烴、乙烯、丙烯或產(chǎn)品中的二烯烴中的至少一種，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.050.2:i。3、根據(jù)權(quán)利要求2所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述含氧化合物原料選自甲醇；所述硅鋁磷酸鹽分子篩選自SAPO-18或SAPO-34中的至少一種；所述反應(yīng)器為快速流化床；所述換熱介質(zhì)選自甲醇、二甲醚、碳四以上烴或產(chǎn)品中的二烯烴中的至少一種，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.060.1:1。4、根據(jù)權(quán)利要求3所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述硅鋁磷酸鹽分子篩為SAPO-34;所述換熱介質(zhì)選自未反應(yīng)的甲醇、生成的二甲醚、碳四烯烴或二烯烴中的至少一種。5、根據(jù)權(quán)利要求4所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述換熱介質(zhì)選自未反應(yīng)的甲醇、生成的二甲醚或二烯烴中的至少一種。6、根據(jù)權(quán)利要求1所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述汽提區(qū)中的汽提介質(zhì)為水蒸氣；所述催化劑立管中的提升介質(zhì)為水蒸氣。7、根據(jù)權(quán)利要求1所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述有效條件為反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為01MPa，反應(yīng)溫度為300600°C，原料重時(shí)空速為150小時(shí)—1，反應(yīng)區(qū)催化劑平均積炭量為0.017%重量。8、根據(jù)權(quán)利要求7所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述有效條件為反應(yīng)壓力以表壓計(jì)為0.010.3MPa，反應(yīng)溫度為400500°C，原料重時(shí)空速為625小時(shí)—、反應(yīng)區(qū)催化劑平均積炭量為14%重量。9、根據(jù)權(quán)利要求1所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器的待生催化劑占總待生催化劑的590%重量；所述再生催化劑的10100%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸。10、根據(jù)權(quán)利要求9所述含氧化合物制備低碳烯烴的方法，其特征在于所述第一部分通過催化劑輸送管線進(jìn)入再生器的待生催化劑占總待生催化劑的1540%重量；所述再生催化劑的50100%重量進(jìn)入催化劑輸送立管中，與提升介質(zhì)接觸。全文摘要本發(fā)明涉及一種含氧化合物制備低碳烯烴的方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中低碳烯烴收率不高的問題。本發(fā)明通過采用將經(jīng)過汽提的待生催化劑分為兩部分，其中第一部分進(jìn)入再生器與再生介質(zhì)接觸，形成再生催化劑，第二部分進(jìn)入換熱器，與換熱介質(zhì)換熱后返回到反應(yīng)區(qū)底部；所述再生催化劑的至少一部分通過催化劑立管返回到汽提區(qū)，與所述待生催化劑混合；其中所述換熱介質(zhì)選自原料或產(chǎn)品中的至少一種，換熱介質(zhì)與原料的重量流率之比為0.01～0.5∶1，換熱介質(zhì)與第二部分催化劑換熱后進(jìn)入反應(yīng)區(qū)的技術(shù)方案較好地解決了上述問題，可用于低碳烯烴的工業(yè)生產(chǎn)中。文檔編號(hào)B01J29/90GK101260013SQ20081004329公開日2008年9月10日申請(qǐng)日期2008年4月24日優(yōu)先權(quán)日2008年4月24日發(fā)明者王華文,金永明,鐘思青,齊國禎申請(qǐng)人:中國石油化工股份有限公司;中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院