煤化学论文1.docx
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煤化学论文1
煤化学论文
----煤基燃料的发展
姓名：
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专业班级：
应用化学
目录
摘要……………………………………………………………………………2
一、煤化工的概述……………………………………………………………2
二、我国煤基燃料的类型与工艺…………………………………………2
2.1煤制甲醇…………………………………………………………………2
2.2甲醇制烯烃…………………………………………………………………5
三、煤基化工研究新方向和发展趋势……………………………………10
四、结论……………………………………………………………………11
参考文献……………………………………………………………………12
煤基燃料的发展
摘要：
我国是当今世界上能源结构以煤炭为基础的少数国家之一,煤炭是我国的绝对优势资源。
但是2002年我国成为世界第二大石油消费国,为缓解石油供需矛盾,将煤炭转化为石油替代品和一系列的化工产品,有很大的现实意义和深远的战略意义。
新一代煤直接液化合成油技术还没有工业化装置投入运行，但间接f-t合成碳氢燃料已有成功的工业经验。
和石油基燃料相比，虽然煤基碳氢燃料还不具有明显的经济优势，但对于石油资源有限的中国具有重要的战略意义。
煤间接液化也可合成煤基含氧燃料，即甲醇燃料和二甲醚燃料等。
和碳氢燃料相比，合成煤基含氧燃料不仅具有明显的技术和经济优势，而且充分利用了煤中C.H和O3种主要元素可以实现资源、能源、环境和经济可持续发展。
关键词：
煤，能源，煤基燃料，洁净煤技，
一、煤化工的概述
煤化工是指以煤为原料，经化学加工使煤转化为气体、液体和固体燃料以及化学品的过程。
近几年来，煤化工发展逐步升温，不仅传统煤化工产品的产能急剧膨胀，而在建和规划中的产品主要定位在煤制油、甲醇/二甲醚和甲醇制烯烃等方面。
1、煤化工是规模效益非常明显的产业。
一些在建或规划中的煤化工项目多数达不到国家规定的规模。
一些企业往往受资金、技术等某些条件的制约，采取将规划做大、分期实施的方式，化整为零、以小堆大，这样做并不能体现出规模效益。
2、煤化工是高耗水行业。
发展要量水而行，以不与民、生态争水为前提．严格控制在缺水地区建设煤气化或煤液化项目。
但一些产煤省区为了发展经济，以资源为手段，不顾及生态和环境的承载能力，大举招商引资，甚至在同一地区。
同一开发区内引进多个结构雷同的大型煤化工项目。
在许多严重缺水地区，布置了多个大型煤化工项目。
有关水利部门己警言[1]，在黄河中段建设超越水资源承载能力的重化工业。
二、我国煤基燃料的类型与工艺
2.1煤制甲醇
a）煤浆制备
由煤运系统送来的原料煤干基（<25mm）或焦送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤。
为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，为了调整煤浆的PH值，加入碱液。
出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。
煤浆制备首先要将煤焦磨细，再制备成约65%的煤浆。
磨煤采用湿法，可防止粉尘飞扬，环境好。
用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。
煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用三台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～53t/h，可满足60万t/a甲醇的需要。
为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。
煤浆气化需调整浆的PH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的PH值，碱液初步采用42％的浓度。
为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。
b）气化
在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。
煤浆由煤浆槽经煤浆加压泵加压后连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应：
CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S
CO+H2O—→H2+CO2
反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。
气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。
离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。
气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。
气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。
c）灰水处理
本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。
从气化炉和碳洗塔排出的高温黑水分别进入各自的高压闪蒸器，经高压闪蒸浓缩后的黑水混合，经低压、两级真空闪蒸被浓缩后进入澄清槽，水中加入絮凝剂使其加速沉淀。
澄清槽底部的细渣浆经泵抽出送往过滤机给料槽，经由过滤机给料泵加压后送至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。
闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。
闪蒸出的低压气体直接送至洗涤塔给料槽，澄清槽上部清水溢流至灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽、气化锁斗、磨煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。
洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温气体换热后送碳洗塔循环使用。
2）变换
在本工段将气体中的CO部分变换成H2。
本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：
CO+H2O—→H2+CO2
由气化碳洗塔来的粗水煤气经气液分离器分离掉气体夹带的水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，一部分（约为54%）进入原料气预热器与变换气换热至305℃左右进入变换炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成及变换副产的中压蒸汽换热、过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，温度约335℃进入中压蒸汽发生器，副产4.0MPa蒸汽，温度降至270℃之后，进入低压蒸汽发生器温度降至180℃，然后进入脱盐水加热器、水冷却器最终冷却到40℃进入低温甲醇洗1#吸收系统。
另一部分未变换的粗水煤气，进入低压蒸汽发生器使温度降至180℃，副产0.7MPa的低压蒸汽，然后进入脱盐水加热器回收热量，最后在水冷却器用水冷却至40℃，送入低温甲醇洗2#吸收系统。
气液分离器分离出来的高温工艺冷凝液送气化工段碳洗塔。
气液分离器分离出来的低温冷凝液经汽提塔用高压闪蒸气和中压蒸汽汽提出溶解在水中的CO2、H2S、NH3后送洗涤塔给料罐回收利用；汽提产生的酸性气体送往火炬。
3）低温甲醇洗
本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中CO2、全部硫化物、其它杂质和H2O。
a）吸收系统
本装置拟采用两套吸收系统，分别处理变换气和未变换气，经过甲醇吸收净化后的变换气和未变换气混合，作为甲醇合成的新鲜气。
由变换来的变换气进入原料气一级冷却器、氨冷器、进入分离器，出分离器的变换气与循环高压闪蒸气混合后，喷入少量甲醇，以防止变换气中水蒸气冷却后结冰，然后进入原料气二级冷却器冷却至－20℃，进入变换气甲醇吸收塔，依次脱除H2S+COS、CO2后在－49℃出吸收塔，然后经二级原料气冷却器，一级原料气冷却器复热后去甲醇合成单元。
净化气中CO2含量约3.4%，H2S+COS<0.1PPm。
来自甲醇再生塔经冷却的甲醇－49℃从甲醇吸收塔顶进入，吸收塔上段为CO2吸收段，甲醇液自上而下与气体逆流接触，脱除气体中CO2，CO2的指标由甲醇循环量来控制。
中间二次引出甲醇液用氨冷器冷却以降低由于溶解热造成的温升。
在吸收塔下段，引出的甲醇液大部分进入高压闪蒸器；另一部分溶液经氨冷器冷却后回流进入H2S吸收段以吸收变换气中的H2S和COS，自塔底出来的含硫富液进入H2S浓缩塔。
为减少H2和CO损失，从高压闪蒸槽闪蒸出的气体加压后送至变换气二级冷却器前与变换气混合，以回收H2和CO。
未变换气的吸收流程同变换气的吸收流程。
b）溶液再生系统
未变换气和变换气溶液再生系统共用一套装置。
从高压闪蒸器上部和底部分别产生的无硫甲醇富液和含硫甲醇富液进入H2S浓缩塔，进行闪蒸汽提。
甲醇富液采用低压氮气汽提。
高压闪蒸器上部的无硫甲醇富液不含H2S从塔上部进入，在塔顶部降压膨胀。
高压闪蒸器下部的含硫甲醇富液从塔中部进入，塔底加入的氮气将CO2汽提出塔顶，然后经气提氮气冷却器回收冷量后，作为尾气高点放空。
富H2S甲醇液自H2S浓缩塔底出来后进热再生塔给料泵加压，甲醇贫液冷却器换热升温进甲醇再生塔顶部。
甲醇中残存的CO2以及溶解的H2S由再沸器提供的热量进行热再生，混和气出塔顶经多级冷却分离，甲醇一级冷凝液回流，二级冷凝液经换热进入H2S浓缩塔底部。
分离出的酸性气体去硫回收装置。
从原料气分离器和甲醇再生塔底出来的甲醇水溶液经泵加压后甲醇水分离器，通过蒸馏分离甲醇和水。
甲醇水分离器由再沸器提供。
塔顶出来的气体送到甲醇再生塔中部。
塔底出来的甲醇含量小于100PPm的废水送水煤浆制备工序或去全厂污水处理系统。
c）氨压缩制冷
从净化各制冷点蒸发后的-33℃气氨气体进入氨液分离器，将气体中的液粒分离出来后进入离心式制冷压缩机一段进口压缩至冷凝温度对应的冷凝压力，然后进入氨冷凝器。
气氨通过对冷却水放热冷凝成液体后，靠重力排入液氨贮槽。
液氨通过分配器送往各制冷设备。
4）甲醇合成及精馏
a）甲醇合成
经甲醇洗脱硫脱碳净化后的产生合成气压力约为5.6MPa，与甲醇合成循环气混合，经甲醇合成循环气压缩机增压至6.5MPa，然后进入冷管式反应器（气冷反应器）冷管预热到235℃，进入管壳式反应器（水冷反应器）进行甲醇合成，CO、CO2和H2在Cu-Zn催化剂作用下，合成粗甲醇，出管壳式反应器的反应气温度约为240℃，然后进入气冷反应器壳侧继续进行甲醇合成反应，同时预热冷管内的工艺气体，气冷反应器壳侧气体出口温度为250℃，再经低压蒸汽发生器，锅炉给水加热器、空气冷却器、水冷器冷却后到40℃，进入甲醇分离器，从分离器上部出来的未反应气体进入循环气压缩机压缩，返回到甲醇合成回路。
一部分循环气作为弛放气排出系统以调节合成循环圈内的惰性气体含量，合成弛放气送至膜回收装置，回收氢气，产生的富氢气经压缩机压缩后作为甲醇合成原料气；膜回收尾气送至甲醇蒸汽加热炉过热甲醇合成反应器副产的中压饱和蒸汽（2.5MPa），将中压蒸汽过热到400℃。
粗甲醇从甲醇分离器底部排出，经甲醇膨胀槽减压释放出溶解气后送往甲醇精馏工段。
系统弛放气及甲醇膨胀槽产生的膨胀气混合送往工厂锅炉燃料系统。
甲醇合成水冷反应器副产中压蒸汽经变换过热后送工厂中压蒸汽管网。
b）甲醇精馏
从甲醇合成膨胀槽来的粗甲醇进入精馏系统。
精馏系统由预精馏塔、加压塔、常压塔组成。
预精馏塔塔底出来的富甲醇液经加压至0.8MPa、80℃，进入加压塔下部，加压塔塔顶气体经冷凝后，一部分作为回流，一部分作为产品甲醇送入贮存系统。
由加压塔底出来的甲醇溶液自流入常压塔下塔进一步蒸馏，常压塔顶出来的回流液一部分回流，一部分作为精甲醇经泵送入贮存系统。
常压塔底的含甲醇的废水送入磨煤工段作为磨煤用水。
在常压塔下部设有侧线采出，采出甲醇、乙醇和水的混合物，由汽提塔进料泵送入汽提塔，汽提塔塔顶液体产品部分回流，其余部分作为产品送至精甲醇中间槽或送至粗甲醇贮槽。
汽提塔下部设有侧线采出，采出部分异丁基油和少量乙醇,混合进入异丁基油贮槽。
汽提塔塔底排出的废水，含少量甲醇，进入沉淀池，分离出杂醇和水，废水由废水泵送至废水处理装置。
c）中间罐区
甲醇精馏工序临时停车时，甲醇合成工序生产的粗甲醇，进入粗甲醇贮罐中贮存。
甲醇精馏工序恢复生产时，粗甲醇经粗甲醇泵升压后送往甲醇精馏工序。
甲醇精馏工序生产的精甲醇，进入甲醇计量罐中。
经检验合格的精甲醇用精甲醇泵升压送往成品罐区甲醇贮罐中贮存待售。
5）空分装置
本装置工艺为分子筛净化空气、空气增压、氧气和氮气内压缩流程，带中压空气增压透平膨胀机，采用规整填料分馏塔，全精馏制氩工艺。
原料空气自吸入口吸入，经自洁式空气过滤器除去灰尘及其它机械杂质。
过滤后的空气进入离心式空压机经压缩机压缩到约0.57MPa（A），然后进入空气冷却塔冷却。
冷却水为经水冷塔冷却后的水。
空气自下而上穿过空气冷却塔，在冷却的同时，又得到清洗。
经空冷塔冷却后的空气进入切换使用的分子筛纯化器空气中的二氧化碳、碳氢化合物和水分被吸附。
分子筛纯化器为两只切换使用，其中一只工作时，另一只再生。
纯化器的切换周期约为4小时，定时自动切换。
净化后的空气抽出一小部分，作为仪表空气和工厂空气。
其余空气分成两股，一股直接进入低压板式换热器，从换热器底部抽出后进入下塔。
另外一股进入空气增压机。
经过空气增压机的中压空气分成两部分，一部分进入高压板式换热器，冷却后进入低温膨胀机，膨胀后空气进入下塔精馏。
另一部分中压空气经过空气增压机二段压缩为高压空气，进入高压板式换热器，冷却后经节流阀节流后进入下塔。
空气经下塔初步精馏后，获得富氧液空、低纯液氮、低压氮气，其中富氧液空和低纯液氮经过冷器过冷后节流进入上塔。
经上塔进一步精馏后，在上塔底部获得液氧，并经液氧泵压缩后进入高压板式换热器，复热后出冷箱，进入氧气管网。
在下塔顶部抽取的低压氮气，进入高压板式换热器，复热后送至全厂低压氮气管网。
从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复热出冷箱后分成两部分：
一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气去水冷塔。
从上塔中部抽取一定量的氩馏份送入粗氩塔，粗氩塔在结构上分为两段，第二段氩塔底部的回流液经液体泵送入第一段顶部作为回流液，经粗氩塔精馏得到99.6?
Ar，2ppmO2的粗氩，送入精氩塔中部，经精氩塔精馏在精氩塔底部得到纯度为99.999%Ar的**氩作为产品抽出送入进贮槽。
2.2甲醇制烯烃
在一定条件（温度、压强和催化剂）下，甲醇蒸汽先脱水生成二甲醚，然后二甲醚与原料甲醇的平衡混合物气体脱水继续转化为以乙烯、丙烯为主的低碳烯烃；少量C2=～C5=的低碳烯烃由于环化、脱氢、氢转移、缩合、烷基化等反应进一步生成分子量不同的饱和烃、芳烃、C6＋烯烃及焦炭。
一.反应方程式
整个反应过程可分为两个阶段：
脱水阶段、裂解反应阶段
1.脱水阶段
2CH3OH→CH3OCH3＋H2O＋Q
2.裂解反应阶段
该反应过程主要是脱水反应产物二甲醚和少量未转化的原料甲醇进行的催化裂解反应，包括：
①主反应（生成烯烃）
nCH3OH→CnH2n＋nH2O＋Q
nCH3OCH3→2CnH2n＋nH2O＋Q
n＝2和3（主要），4、5和6（次要）
以上各种烯烃产物均为气态。
②副反应（生成烷烃、芳烃、碳氧化物并结焦）
（n＋1）CH3OH→CnH2n＋2＋C＋（n＋1）H2O＋Q
（2n＋1）CH3OH→2CnH2n＋2＋CO＋2nH2O＋Q
（3n＋1）CH3OH→3CnH2n＋2＋CO2＋（3n－1）H2O＋Q
n＝1，2，3，4，5………
nCH3OCH3→CnH2n-6＋3H2＋nH2O＋Q
n＝6,7,8………
以上产物有气态（CO、H2、H2O、CO2、CH4等烷烃、芳烃等）和固态（大分子量烃和焦炭）之分。
二.反应机理
有关反应机理研究已有专著论述,其中代表性的理论如下:
1.氧合内合盐机理
该机理认为,甲醇脱水后得到的二甲醚与固体酸表面的质子酸作用形成二甲基氧合离子,之后又与另一个二甲醚反应生成三甲基氧合内 氧盐。
接着,脱质子形成与催化剂表面相聚合的二甲基氧合内合盐物种。
该物种或者经分子内的Stevens重排形成甲乙醚,或者是分子间甲基化形成乙基二甲基氧合离子。
两者都通过Β2消除反应生成乙烯,详见图3.1
合内合盐机理示意图
2.碳烯离子机理
在沸石催化剂酸、碱中心的协同作用下,甲醇经Α2消除反应水得到碳烯（CH2）,然后通过碳烯聚合反应或者是碳烯插入甲醇或二甲醚分子中即可形成烯烃。
3.串连型机理
该机理可用下式表示:
2C1→C2H4+H2O
C2H4+C1→C3H6
C3H6+C1→C4H8
式中C1来自甲醇,并通过多步加成生成各种烯烃。
4.平行型机理
该机理是以SAPO-34为催化剂,以甲醇进料的C13标记和来自乙醇的乙烯C12标记跟踪而提出的,其机理见图2。
图3.2平行型机理示意图
5.其它反应机理
除上述机理外,也有的认为反应为自由基机理,而二甲醚可能是一种甲基自由基源。
三.反应热效应
由反应方程式和热效应数据可看出，所有主、副反应均为放热反应。
由于大量放热使反应器温度剧升，导致甲醇结焦加剧，并有可能引起甲醇的分解反应发生，故及时取热并综合利用反应热显得十分必要。
此外，生成有机物分子的碳数越高，产物水就越多，相应反应放出的热量也就越大。
因此，必须严格控制反应温度，以限制裂解反应向纵深发展。
然而，反应温度不能过低，否则主要生成二甲醚。
所以，当达到生成低碳烯烃反应温度（催化剂活性温度）后，应该严格控制反应温度的失控。
四.MTO反应的化学平衡
①所有主、副反应均有水蒸汽生成
根据化学热力学平衡移动原理，由于上述反应均有水蒸汽生成，特别是考虑到副反应生成水蒸汽对副反应的抑制作用，因而在反应物（即原料甲醇）中加入适量的水或在反应器中引入适量的水蒸汽，均可使化学平衡向左移动。
所以，在本工艺过程中加（引）入水（汽）不但可以抑制裂解副反应，提高低碳烯烃的选择性，减少催化剂的结炭，而且可以将反应热带出系统以保持催化剂床层温度的稳定。
②所有主、副反应均为分子数增加的反应
从化学热力学平衡角度来考虑，对两个主反应而言，低压操作对反应有利。
所以，该工艺采取低压操作，目的是使化学平衡向右移动，进而提高原料甲醇的单程转化率和低碳烯烃的质量收率。
五.MTO反应动力学
动力学研究证明，MTO反应中所有主、副反应均为快速反应，因而，甲醇、二甲醚生成低碳烯烃的化学反应速率不是反应的控制步骤，而关键操作参数的控制则是应该极为关注的问题。
从化学动力学角度考虑，原料甲醇蒸汽与催化剂的接触时间尽可能越短越好，这对防止深度裂解和结焦极为有利；另外，在反应器内催化剂应该有一个合适的停留时间，否则其活性和选择性难以保证。
现以采用大连化物所的DMTO技术，规模为1200kt/a的甲醇制烯烃项目为例，详细介绍MTO工艺流程及主要设备。
四．主要工艺流程
1.1主要操作条件
在高选择性催化剂上，MTO发生两个主反应：
2CH3OH→C2H4+2H2OH=△-11.72kJ/mol
3CH3OH→C3H6+3H2OH=△-30.98kJ/mol
反应温度：
400-500℃
反应压力：
0.1-0.3MPa
再生温度：
600-700℃
再生压力：
0.1-0.3MPa
催化剂：
D803C-II01
反应器类型：
流化床反应器
1.2工艺概述
MTO工艺由甲醇转化烯烃单元和轻烯烃回收单元组成，在甲醇转化单元中通过流化床反应器将甲醇转化为烯烃，再进入烯烃回收单元中将轻烯烃回收，得到主产品乙烯、丙烯，副产品为丁烯、C5以上组分和燃料气MTO工艺是将甲醇转化为轻烯烃（主要是乙烯和丙烯）的气相流化床催化工艺。
MTO单元由进料汽化和产品急冷区，反应/再生区，蒸汽发生区，燃烧空气和废气区几部分组成。
①进料汽化和产品急冷区
进料汽化和产品急冷区由甲醇进料缓冲罐，进料闪蒸罐，洗涤水汽提塔，急冷塔，产品分离塔和产品/水汽提塔组成。
来自于甲醇装置的甲醇经过与汽提后的水换热，在中间冷凝器中部汽化后进入进料闪蒸罐，然后进入汽化器汽化，并用蒸汽过热后送入MTO反应器。
反应器出口物料经冷却后送入急冷塔。
闪蒸罐底部少量含水物料进入氧化物汽提塔中。
一些残留的甲醇被汽提返回到进料闪蒸罐。
急冷塔用水直接冷却反应后物料，同时也除去反应产物中的杂质。
水是MTO反应的产物之一，甲醇进料中的大部分氧转化为水。
MTO反应产物中会含有极少量的醋酸，冷凝后回流到急冷塔。
为了中和这些酸，在回流中注入少量的碱（氢氧化钠）。
为了控制回流中的固体含量，由急冷塔底抽出废水，送到界区外的水处理装置。
急冷塔顶的气相送入产品分离器中。
产品分离器顶部的烯烃产品送入烯烃回收单元，进行压缩，分馏和净化。
自产品分离器底部出来的物料送入水汽提塔，残留的轻烃被汽提出来，在中间冷凝器中与新鲜进料换热后回到产品分离器。
汽提后底部的净产品水与进料甲醇换热冷却到环境温度，被送到界区外再利用或处理。
洗涤水汽提塔底主要是纯水，送到轻烯烃回收单元以回收MTO生成气中未反应的甲醇。
水和回收的甲醇返回到氧化物汽提塔，在这里甲醇和一些被吸收的轻质物被汽提，送入进料闪蒸罐。
汽提后的水返回氧化物汽提塔。
②流化催化反应和再生区
MTO的反应器是快速流化床型的催化裂化设计。
反应实际在反应器下部发生，此部分由进料分布器，催化剂流化床和出口提升器组成。
反应器的上部主要是气相与催化剂的分离区。
在反应器提升器出口的初级预分离之后，进入多级旋风分离器和外置的三级分离器来完成整个分离。
分离出来的催化剂继续通过再循环滑阀自反应器上部循环回反应器下部，以保证反应器下部的催化剂层密度。
反应温度通过催化剂冷却器控制。
催化剂冷却器通过产生蒸汽吸收反应热。
蒸汽分离罐和锅炉给水循环泵是蒸汽发生系统的一部分。
MTO过程中会在催化剂上形成积碳。
因此，催化剂需连续再生以保持理想的活性。
烃类在待生催化剂汽提塔中从待生催化剂中汽提出来。
待生催化剂通过待生催化剂立管和提升器送到再生器。
MTO的再生器是鼓泡床型，由分布器（再生器空气）、催化剂流化床和多级旋风分离器组成。
催化剂的再生是放热的。
焦碳燃烧产生的热量被再生催化剂冷却器中产生的蒸汽回收。
催化剂冷却器是后混合型。
调整进出冷却器的催化剂循环量来控制热负荷。
而催化剂的循环量由注入冷却器的流化介质（松动空气）的量控制。
蒸汽分离罐和锅炉给水循环泵包括在蒸汽发生系统。
除焦后的催化剂通过再生催化剂立管回到反应器。
③再生空气和废气区
再生空气区由主风机、直接燃烧空气加热器和提升风机组成。
主风机提供的助燃空气经直接燃烧空气加热器后进入再生器。
直接燃烧空气加热器只在开工时使用，以将再生器的温度提高到正常操作温度。
提升风机为再生催化剂冷却器提供松动空气，还为待生催化剂从反应器转移到再生器提供提升空气。
提升空气需要助燃空气所需的较高压力。
通常认为用主风机提供松动风和提升空气的设计是不经济的。
然而，如果充足的工艺空气可以被利用来满足松动风和提升风的需要，可以不用提升风机。
废气区由烟气冷却器，烟气过滤器和烟囱组成。
来自再生器的烟气在烟气冷却器发生高压蒸汽，回收热量。
出冷却器的烟气进入烟气过滤器，除去其中的催化剂颗粒。
出过滤器的烟气由烟囱排空。
为了减少催化剂损失，从烟气过滤器回收的物料进入废气精分离器。
分离器将回收的催化剂分为两类。
较大的颗粒循环回MTO再生器。
较小的颗粒被处理掉。
1.4轻烯烃回收工艺流程说明（附工艺流程图，见附图2）
进入轻烯烃回收单元（LORP）的原料是来自MTO单元的气相。
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