CN105130729A - 多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法及生产系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法和一种采用该方法的多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，其以相互串联的多级移动床合成反应器组成合成反应系统，以甲醇或含水甲醇为原料并与循环气混合，通入合成反应系统进行催化反应，生成包含C1-C11轻烃的反应产物，将反应产物中的油相进一步分离制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯；以循环气作为反应生成热的载热体，控制合成反应温度以控制合成反应产物的组分分布及目标产物的收率，使反应产物中均四甲苯占烃类的质量比不低于10%；该系统包括相应的合成反应系统和轻烃分离系统。本发明实现了以甲醇制轻烃并多联产均四甲苯等的连续生产，工艺条件稳定且易于控制，产品质量好。
Description
技术领域
本发明涉及一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法，还涉及一种采用该方法的多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，属化工技术领域。
背景技术
原油是一种重要的不可再生资源，是一种关系到国计民生的战略资源。中国是一个原油消费大国，目前原油大量进口，中国的原油对外依存度继续增高不下。我国煤炭资源相对丰富，近年来煤化工的快速兴起，特别是通过煤制备燃料汽油，为缓解石油短缺状况提供了一条切实可行的途径。由煤出发，经过中间产品甲醇，再合成汽油，并副产液化石油气、高热值燃料气和高附加值的化工产品。相比于煤直接液化制汽油和煤气化合成气经费托合成制汽油，甲醇制轻烃所制汽油苯含量低、产品品质高，越来越得到广泛的重视。
现有以甲醇制备轻烃的方法是以甲醇作为原料，采用固定床反应器，在催化剂的催化下，甲醇脱水形成生成二甲醚，二甲醚进一步脱水生成烃类。这种甲醇制备轻烃方法的缺陷一是固定床反应器不能连续操作，催化剂结焦快，需要频繁再生；二是反应热不能很好移除，仅靠冷甲醇进料来控制反应温度，可控性差，不能保证稳定的工艺条件，难以控制反应过程和产物组成，导致产品质量不稳定。
另一方面，均四甲苯是目前多甲苯中工业用途较广的一种，主要用于生产均苯四甲酸二酐或均酐，由于其甲基很活泼，具有较高的选择性和高反应速度，在工业上越来越受重视。目前制备均四甲苯的原料主要来源于石脑油裂解或催化重整芳烃。但由于石油资源短缺，国内原油多依赖进口，所以制备均四甲苯的原料受限。相比于石油资源的短缺，近年来我国甲醇产能相比需求量却是呈现严重过剩的局面。因此，发展多联产均四甲苯甲醇制轻烃具有十分重要的意义。
发明内容
为了克服现有技术的上述缺陷，本发明提供了一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法，还涉及一种采用该方法的多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，以实现甲醇制轻烃的连续生产，并且工艺条件稳定且易于控制，产品质量好。
本发明的技术方案是：
一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法，以装有催化剂的连续再生移动床反应器为合成反应器，以相互串联的多级合成反应器组成合成反应系统，其特征在于以甲醇或含水甲醇为原料并与循环气混合，通入合成反应系统进行催化反应，反应温度为250-450℃，压力为1.0-6.0MPaG，生成包含C1-C11轻烃的反应产物，将反应产物进行气液液三相分离，分离出不凝气体、水和油三相，将三相分离出来的大部分不凝气体加压后作为所述循环气返回反应系统，油相经进一步分离制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯，甲醇和循环气在进入反应系统之前单独加热和/或混合后一同加热，使其达到第一合成反应器的反应温度后进入反应器，在各合成反应器之间采用级间取热方式移除前级合成反应器的部分或全部反应生成热，以循环气作为反应生成热的载热体，通过控制合成反应压力和温度以控制合成反应产物的组分分布及目标产物的收率，使反应产物中均四甲苯占烃类的质量比不低于10%。
所述催化剂可以采用ZSM-5分子筛催化剂，所述ZSM-5分子筛催化剂的硅铝比为40-60，分子筛孔径为0.4-0.5nm，粒径为1.6-2.0mm左右，分子筛上负载或不负载金属组分，所述合成反应系统的重时空速为0.5-8hr-1，所述合成反应系统中合成反应器数量为2-4个，各反应器的反应温度相同或者不同。
合成反应系统设有移动床反应再生系统，所述移动床反应再生系统为可连续生产的反应再生系统，从合成反应器出来的待再生催化剂连续进入再生系统再生，再生完成后连续进入合成反应器，所述移动床反应再生系统对催化剂具有普适性，所述反应再生系统中合成反应器数量为2-4个，再生反应器1-2个。
甲醇原料除通入第一移动床反应器外，还可以通入也可以不通入其他移动床反应器，当需要通入多个移动床反应器时，可以将相关甲醇输送管道分别若干路，分别接入相应的移动床反应器。
再生温度为350-600℃，压力0.1-1.0MPaG，再生气为氧含量为0.1-21%的惰性气体，当催化剂负载金属组分时，再生器烧焦气中CO、CO2含量<3%。
进入第一合成反应器的甲醇先经过甲醇醚化反应器反应后再进入第一合成反应器或者不经过甲醇醚化反应器直接进入第一合成反应器，所述甲醇醚化反应器为固定床反应器。
通过合成反应器之间的级间取热来控制反应器的温度，所述级间取热方式包括加热工艺物料、副产蒸汽等方式。
采用下列方式进行三相分离后的油相分离，以制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯：三相分离出的油相送入脱乙烷塔进行C2-和C3+的分离，脱乙烷塔塔顶采出C2-气相，塔底采出C3+液相，将脱乙烷塔塔底采出的C3+液相送入脱丁烷塔进行C4-和C5+的分离，脱丁烷塔塔顶采出液化气，塔底采出C5+液相，将脱丁烷塔塔底采出的C5+液相送入稳定轻烃塔脱除重芳烃，稳定轻烃塔塔顶采出脱除重芳烃后的C5+混合物，塔底采出C10+重芳烃，将C10+重芳烃送入重芳烃塔进行C10重芳烃和C11重芳烃的分离，重芳烃塔塔底采出C11+重芳烃的混合物，塔顶采出含C10重芳烃，将C10重芳烃采出送入结晶系统进行C10重芳烃的结晶分离，分离出均四甲苯产品和结晶母液，所述均四甲苯产品即为高纯度的均四甲苯。
优选的，均四甲苯占总烃为10-30%（质量比）。
一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，包括用于甲醇反应生成轻烃的合成反应系统和用于制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯的轻烃分离系统，所述合成反应系统设有依次串联的合成反应器，还设有催化剂再生系统，所述催化剂再生系统主要包括再生器和催化剂输送系统，所述合成反应器为装有催化剂的连续再生移动床反应器，所述合成反应器之间设有级间冷却器，所述级间冷却器采用任意适宜的热交换装置，所述级间冷却器的热测管道串接在相应合成反应器之间的物料输送管道（前级合成反应器出口和后级合成反应器进口之间的连接管道）上，所述合成反应系统中最后一级合成反应器的输出管道经反应合成气冷却器连接所述的三相分离罐，所述合成反应系统设有进料输送管道，所述进料输送管道连接甲醇源，例如甲醇输出管道或甲醇储罐，所述进料输送管道上串接所述反应合成气冷却器和所述级间冷却器中的部分或全部冷却器的冷侧管道，当所述进料输送管道上连接多个级间冷却器的吸热介质管道时，所串接的多个级间冷却器的吸热介质通道在所述进料输送管道上的串接顺序优选为逆序（与反应体系的物料流经顺序相反），所述进料输送管道连接第一合成反应器的进口，所述进料输送管道还设有或者不设有连接除第一合成反应器之外的其他合成反应器的相应进料输送支管，所述三相分离罐的气相输出管道分为两路，一路连接气体压缩机的进口，另一路连接用于吸收C3+的吸收塔的塔底进口，所述气体压缩机的输出管道接入所述进料输送管道，接入位置至少位于一个冷却器之前（以冷却器吸热介质的进口方向为前），所述三相分离罐的油相输出管道连接用于C2-和C3+分离的脱乙烷塔的进口，所述脱乙烷塔塔顶的气相输出管道连接所述吸收塔的塔底进口，所述脱乙烷塔塔底的液相输出管道连接用于C4-和C5+分离的脱丁烷塔（液化气塔）的进口，所述吸收塔塔底的液相输出管道连接所述脱乙烷塔的进口，所述吸收塔塔顶的气相输出管道送出主要含C1和C2的混合物，可用作天然气，所述脱丁烷塔塔顶的气相输出管道送出主要含C3和C4的混合物，可用作液化气，塔底的液相输出管道分为两路，一路连接用于脱除重芳烃的稳定轻烃塔，另一路连接所述吸收塔塔顶的吸收液进口，所述稳定轻烃塔塔顶的输出管道送出脱除重芳烃后的C5+混合物，可用作汽油调和组分，塔底的输出管道连接用于分离C10重芳烃和C11重芳烃的重芳烃塔的进口，将稳定轻烃塔分离出来的含重芳烃组分的混合物送入重芳烃塔，所述重芳烃塔塔顶的输出管道连接用于C10重芳烃结晶的结晶系统，将所述重芳烃塔分离出来的含C10重芳烃的混合物送入结晶系统，所述结晶系统对C10重芳烃进行结晶和结晶体分离，产生的结晶体即为高纯度均四甲苯，所述重芳烃塔塔底的输出管道送出C11重芳烃。
本发明的有益效果：由于采用了以合成反应器的级间冷却器和反应合成气冷却器对原料进行加热，充分利用了反应产热，在不需要加热能耗的情况下，使进入合成反应器的原料具有适宜的温度，有利于反应的顺利进行，同时实现了反应器级间取热，将反应热从反应体系中移除，由此避免了过热带来的危害，特别是由于相关反应的放热强度较高，温度控制难度较大，往往因为温度控制不良导致产品质量的波动，而且采用级间取热后，降低了循环气用量，降低了装置能耗，采用级间取热和循环气进行温度控制后，极大地降低了控制难度，有利于实现稳定且适宜的反应条件，特别是可以有效地控制反应产物的组分分布及目标产物的收率，能够使产品质量及产品质量的稳定性得到较大幅度的提升，还有利于减少催化剂的积碳和结焦，提高生产效率，延长催化剂的再生周期和使用寿命，减轻催化剂再生系统的负荷；和可以连续再生的其他反应器相比，移动床反应器对催化剂机械性能要求不高，对不同种催化剂有较好的适用性，增加了移动床反应再生系统对各种催化剂的适用性，降低了工程实施的难度；由于采用了适应的分离工艺和设备的组合，通过各分离工艺和设备的相互协调，将反应生成物分离成若干有用产品，实现了多联产的目的，并且分离出来的产品纯度好，质量好。本发明实现了连续生产和多联产，并且工艺条件稳定且易于控制，产品质量好。
附图说明
图1是本发明一种实施例的流程示意图；
图2是本发明另一实施例的流程示意图；
图3是本发明第三种实施例的流程示意图。
具体实施方式
参见图1-3，本发明提供了一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法，其以装有催化剂的连续再生移动床反应器为合成反应器，以相互串联的多级合成反应器组成合成反应系统，以甲醇为原料并与循环气混合，通入反应系统进行催化反应，反应温度为250-450℃，生成包含C1-C11轻烃（碳一至碳十一碳氢化合物）的反应产物，将反应产物进行气液液三相分离，分离出不凝气体、水和油三相，将三相分离出来的大部分不凝气体加压后作为所述循环气返回反应系统，油相经进一步分离制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯，甲醇和循环气在进入反应系统之前单独加热和/或混合后一同加热，使其达到第一合成反应器（所述反应系统中的第一级合成反应器）要求的温度，在各合成反应器之间采用级间取热方式移除前级合成反应器的部分或全部反应生成热，以循环气作为反应生成热的载热体，控制合成反应温度以控制合成反应产物的组分分布及目标产物的收率，使反应烃类产物中均四甲苯占烃类的质量比不低于10%，优选不低于20%，进一步优选不低于23%。
优选的，所述催化剂采用ZSM-5分子筛催化剂（包括对ZSM-5分子筛催化剂进行改性处理后形成的改性ZSM-5分子筛催化剂），进一步优选中海油天津化工研究院生产的THP-1型催化剂，以改变硅铝比，调节表面酸性，改善孔结构，优化选择性，提高抗积碳能力，所述ZSM-5分子筛催化剂的硅铝比优选为40-60，分子筛孔径优选为0.4-0.5nm，粒径优选为1.6-2.0mm左右。根据生产厂家的实验，经过这种改性后，有利于提高均四甲苯的产率，有利于延长催化剂再生周期和使用寿命。
可选的，所述改性ZSM-5分子筛催化剂可以负载金属离子，例如负载Cu/Zn，也可以不负载金属离子。
优选的，在催化剂为ZSM-5分子筛催化剂或改性ZSM-5分子筛催化剂的情况下，合成反应系统的重时空速为0.5-8hr-1，以获得更好的反应效果和转化率。
可选的，所述合成反应系统中合成反应器数量为2-4个，或者其他数量，例如，优选为3个。
可选的，甲醇和循环气混合后全部从第一合成反应器（最前面的合成反应器）进入合成反应系统，或者甲醇分为若干股，分别从各合成反应器进入合成反应系统。
优选的，当甲醇分为若干股分别进入各合成反应器时，进入第一合成反应器的甲醇比例优选为70%左右，例如，65-73%。
优选的，进入合成反应器之前给甲醇和循环气进行的加热方式为：先将甲醇与合成反应系统输出的反应合成气进行热交换，再与合成反应器间输送的反应物料进行热交换并通过这种热交换方式实现所述的级间取热，在甲醇的加热路径中引入循环气，使其与甲醇混合后一同进行后续的加热设备，引入循环气的位置至少在第一级间冷却器（位于第一合成反应器和第二合成反应器之间的冷却器）之前。
可选的，进入第一合成反应器的甲醇先经过甲醇醚化反应器反应后再进入第一合成反应器或者不经过甲醇醚化反应器直接进入第一合成反应器，所述甲醇醚化反应器优选固定床反应器。
优选的，采用下列方式进行三相分离后的油相分离，以制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯：
三相分离出的油相送入脱乙烷塔进行C2-（二碳及以下碳氢化合物）和C3+（三碳及以上碳氢化合物）的分离，脱乙烷塔塔顶采出C2-气相，塔底采出C3+液相，将脱乙烷塔塔底采出的C3+液相送入脱丁烷塔（液化气塔）进行C4-（四碳及以下碳氢化合物）和C5+（五碳及以上碳氢化合物）的分离，脱丁烷塔塔顶采出C3-C4组分，可作为液化气，塔底采出C5+液相，将脱丁烷塔塔底采出的C5+液相送入稳定轻烃塔脱除重芳烃，稳定轻烃塔塔顶采出脱除重芳烃后的C5+混合物，可用作汽油调和组分，塔底采出含重芳烃组分的混合物，将含重芳烃组分的混合物送入重芳烃塔进行C10重芳烃和C11+重芳烃的分离，重芳烃塔塔底采出含C11+重芳烃的混合物，塔顶采出含C10重芳烃的混合物，将重芳烃塔塔顶采出的含C10重芳烃的混合物送入结晶系统进行C10重芳烃的结晶，分离出C10重芳烃结晶体和结晶母液，所述C10重芳烃结晶体即为高纯度的均四甲苯。
优选的，将脱乙烷塔塔顶采出的C2-气相送入吸收塔进行C3+吸收，吸收液优选采用从脱丁烷塔塔底采出的C5+液相，进一步优选将脱丁烷塔塔底采出的C5+液相中的大部分作为吸收液送入吸收塔，从吸收塔塔顶采出的不凝气体为更高纯度的C2-气体，可作为轻质气或天然气，吸收塔塔底采出吸收C3+后的吸收液，将吸收塔塔底采出的吸收C3+后的吸收液送回脱乙烷塔与经三相分离形成的油相一同进行相应的分离。
优选的，将三相分离形成的不凝气体中未用作循环气的部分作为驰放气送入吸收塔塔底，在吸收塔内与吸收液进行逆流吸收，其中的C3+组分被吸收液吸收后随吸收液一同进入脱乙烷塔，C2-组分成为吸收塔塔顶采出的不凝气体中的一部分。
本发明还提供了一种采用上述任意一种制备方法的多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，该系统包括用于甲醇反应生成轻烃的合成反应系统和用于制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯的轻烃分离系统，所述合成反应系统设有依次串联的合成反应器，还设有催化剂再生系统，所述催化剂再生系统主要包括再生器和催化剂提升系统，所述合成反应器为装有催化剂的连续再生移动床反应器，各所述合成反应器之间设有级间冷却器，所述级间冷却器采用任意适宜的热交换装置，所述级间冷却器的热测管道串接在相应合成反应器之间的物料输送管道（前级合成反应器出口和后级合成反应器进口之间的连接管道）上，所述合成反应系统中最后一级合成反应器的输出管道经反应合成气冷却器连接所述的三相分离罐，所述合成反应系统设有进料输送管道，所述进料输送管道连接甲醇源，例如甲醇输出管道或甲醇储罐，所述进料输送管道上串接所述反应合成气冷却器和所述级间冷却器中的部分或全部冷却器的冷测管道，当所述进料输送管道上串接多个级间冷却器的冷侧管道时，所串接的多个级间冷却器的吸热介质通道在所述进料输送管道上的串接顺序优选为逆序（与反应体系的物料流经顺序相反），所述进料输送管道连接第一合成反应器的进口，所述进料输送管道还设有或者不设有连接除第一合成反应器之外的其他合成反应器的相应进料输送支管，所述三相分离罐的气相输出管道分为两路，一路连接气体压缩机的进口，另一路连接用于吸收C3+的吸收塔的塔底进口，所述气体压缩机的输出管道接入所述进料输送管道，接入位置至少位于一个冷却器之前（以冷却器吸热介质的进口方向为前），所述三相分离罐的油相输出管道连接用于C2-和C3+分离的脱乙烷塔的进口，所述脱乙烷塔塔顶的气相输出管道连接所述吸收塔的塔底进口，所述脱乙烷塔塔底的液相输出管道连接用于C4-和C5+分离的脱丁烷塔（液化气塔）的进口，所述吸收塔塔底的液相输出管道连接所述脱乙烷塔的进口，所述吸收塔塔顶的气相输出管道送出主要含C1和C2的混合物，可用作天然气，所述脱丁烷塔塔顶的气相输出管道送出主要含C3和C4的混合物，可用作液化气，塔底的液相输出管道分为两路，一路连接用于脱除重芳烃的稳定轻烃塔，另一路连接所述吸收塔塔顶的吸收液进口，所述稳定轻烃塔塔顶的输出管道送出脱除重芳烃后的C5+混合物，可用作汽油，塔底的输出管道连接用于分离C10重芳烃和C11重芳烃的重芳烃塔的进口，将稳定轻烃塔分离出来的含重芳烃组分的混合物送入重芳烃塔，所述重芳烃塔塔顶的输出管道连接用于C10重芳烃结晶的结晶系统，将所述重芳烃塔分离出来的含C10重芳烃的混合物送入结晶系统，所述结晶系统对C10重芳烃进行结晶和结晶体分离，产生的结晶体即为高纯度均四甲苯，所述重芳烃塔塔底的输出管道送出C11重芳烃。
优选的，所述进料输送管道上串接有甲醇醚化反应器，所述甲醇醚化反应器优选固定床反应器，所述甲醇醚化反应器在所述进料输送管道上的接入位置至少位于一个冷却器之前。
优选的，所述催化剂采用ZSM-5分子筛催化剂，进一步优选采用中海油天津化工研究院研制的THP-1型催化剂，以改变硅铝比，调节表面酸性，改善孔结构，优化选择性，提高抗积碳能力。
优选的，所述ZSM-5分子筛催化剂的硅铝比为40-60，分子筛孔径为0.4-0.5nm，粒径为1.6-2.0mm左右。根据申请人的实验，经过这种改性后，有利于提高均四甲苯的产率，有利于延长催化剂再生周期和使用寿命。
可选的，所述改性ZSM-5分子筛催化剂可以负载金属离子，例如负载Cu/Zn，也可以不负载金属离子。
可选的，所述合成反应系统中合成反应器数量为2-4个，或者其他数量，例如，优选为3个。
优选的，部分级间冷却器的热测管道串联在所述进料输送管道上，其他级间冷却器的热测管道连接蒸汽发生管道，对进口端送入的水进行加热使其成为有压或无压蒸汽并从出口端送出。
下面是本发明的几个实施例：
实施例1（参见图1）：催化剂采用中海油天津化工研究院研制的THP-1型催化剂，硅铝比为40，分子筛孔径为0.4nm，粒径为1.6mm，甲醇醚化反应器为固定床反应器，合成反应器为3段移动床反应器并设有相应的再生系统。原料精甲醇和高温的反应合成气换热后汽化，再被循环气加热后分三股，占70%的主原料送甲醇醚化反应器生成二甲醚，和循环气混合后送入移动床第一合成反应器，20%甲醇和出第一合成反应器的合成气送第二合成反应器，10%甲醇和出第二合成反应器的合成气混合送第三合成反应器。具体反应温度为400℃，反应压力为5MPaG，重时空速为1h-1，再生操作条件为操作温度500℃，操作压力0.5MPaG。
合成反应器级间设置级间的反应合成气冷却器（级间冷却器），利用反应器输送的高温气体反应物料来预热原料，从而移除反应放热。合成反应系统输出（即最后一级合成反应器的出口）的高温合成气经换热冷却后，三相分离，废水送汽提装置处理，气相除部分驰放外，经压缩机升压后循环进入合成反应器，油相送后续分离系统。反应生成油经脱吸解吸后，脱C2-不凝气，其后再脱液化气，脱重芳烃后得到汽油组分和重芳烃。所得到重芳烃脱除C11重组分后，得到含均四甲苯≥90%的C10芳烃，送入后续冷冻熔融结晶系统，得到均四甲苯产品，结晶母液作为副产品采出。工艺条件及反应结果和烃类组分产物分布如下表所示。
实施例1的工艺条件及反应结果：
实施例2（参见图2）：基本条件等同于实施例1，不同在于：取消甲醇醚化反应器，采用一步法，甲醇经预热后，直接进移动床反应器。工艺条件及反应结果和烃类组分产物分布如下表所示。
实施实例2工艺条件及反应结果：
实施例3（参见图3）：催化剂采用中海油天津化工研究院研制的THP-1型催化剂，硅铝比为60，分子筛孔径为0.5nm，粒径为2mm。原料为精甲醇，和高温合成气换热后汽化，再被循环气加热后分四股，送装有HZSM-5催化剂的移动床反应再生系统，合成反应器为4段移动床反应器，原料加入方式为一股70%甲醇和循环气混合送入第一合成反应器，10%甲醇和出第二合成反应器的合成气混合送第二合成反应器，10%甲醇和出第二合成反应器的合成气混合送第三合成反应器，10%甲醇和出第三合成反应器的合成气混合送第四合成反应器。具体反应温度为350℃，反应压力为3MPaG，重时空速为2h-1。再生操作条件为操作温度450℃，操作压力0.4MPaG。
合成反应器级间设置反应合成气冷却器，利用高温合成气来预热原料，并产生中压蒸汽，从而移除反应放热。合成反应器出口高温合成气经换热冷却后，三相分离，废水送汽提装置处理，气相除部分驰放外，经压缩机升压后循环进入合成反应器，油相送后续分离系统。反应生成油经脱吸收解析后，脱C2-不凝气，其后再脱液化气，脱重芳烃后得到汽油组分。所得到重芳烃脱除C11重组分后，得到含均四甲苯≥88%的C10芳烃，送入后续冷冻熔融结晶系统得到均四甲苯产品，结晶母液作为副产品采出。工艺条件及反应结果和烃类组分产物分布如下表所示。
实施例3工艺条件及反应结果：
非特别说明或另有明确含义外，本说明书所称移动床反应器是指采用移动床形式的合成反应器。
本发明公开的各优选和可选的技术手段，除特别说明外及一个优选或可选技术手段为另一技术手段的进一步限定外，均可以任意组合，形成若干不同的技术方案。
Claims (10)
1.一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃工艺方法，以装有催化剂的连续再生移动床反应器为合成反应器，以相互串联的多级合成反应器组成合成反应系统，其特征在于以甲醇或含水甲醇为原料并与循环气混合，通入合成反应系统进行催化反应，反应温度为250-450℃，压力为1.0-6.0MPaG，生成包含C1-C11轻烃的反应产物，将反应产物进行气液液三相分离，分离出不凝气体、水和油三相，将三相分离出来的大部分不凝气体加压后作为所述循环气返回反应系统，油相经进一步分离制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯，甲醇和循环气在进入反应系统之前单独加热和/或混合后一同加热，使其达到第一合成反应器的反应温度后进入反应器，在各合成反应器之间采用级间取热方式移除前级合成反应器的部分或全部反应生成热，以循环气作为反应生成热的载热体，通过控制合成反应压力和温度以控制合成反应产物的组分分布及目标产物的收率，使反应产物中均四甲苯占烃类的质量比不低于10%。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于所述催化剂采用ZSM-5分子筛催化剂，所述ZSM-5分子筛催化剂的硅铝比为40-60，分子筛孔径为0.4-0.5nm，粒径为1.6-2.0mm左右，分子筛上负载或不负载金属组分，所述合成反应系统的重时空速为0.5-8hr-1，所述合成反应系统中合成反应器数量为2-4个，各反应器的反应温度相同或者不同。
3.如权利要求1所述的方法，其特征在于合成反应系统设有移动床反应再生系统，所述移动床反应再生系统为可连续生产的反应再生系统，从合成反应器出来的待再生催化剂连续进入再生系统再生，再生完成后连续进入合成反应器，所述反应再生系统中合成反应器数量为2-4个，再生反应器1-2个。
4.如权利要求1、3所述的方法，其特征在于甲醇原料除通入第一移动床反应器外，还通入或不通入其他移动床反应器。
5.如权利要求1、3所述的方法，其特征在于再生温度为350-600℃，压力0.1-1.0MPaG，再生气为氧含量为0.1-21%的惰性气体，当催化剂负载金属组分时，再生器烧焦气中CO、CO2含量<3%。
6.如权利要求1、2、3或4所述的方法，其特征在于进入第一合成反应器的甲醇先经过甲醇醚化反应器反应后再进入第一合成反应器或者不经过甲醇醚化反应器直接进入第一合成反应器，所述甲醇醚化反应器为固定床反应器。
7.如权利要求1、5所述的方法，其特征在于进入反应系统的总循环气与甲醇的摩尔比例为0-10，均四甲苯占总烃的质量比为10-30%。
8.如权利要求1所述的方法，其特征在于通过合成反应器之间的级间取热来控制反应器的温度，所述级间取热方式包括加热工艺物料、副产蒸汽等方式。
9.如权利要求1、2、3或4所述的方法，其特征在于采用下列方式进行三相分离后的油相分离，以制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯：三相分离出的油相送入脱乙烷塔进行C2-和C3+的分离，脱乙烷塔塔顶采出C2-气相，塔底采出C3+液相，将脱乙烷塔塔底采出的C3+液相送入脱丁烷塔进行C4-和C5+的分离，脱丁烷塔塔顶采出液化气，塔底采出C5+液相，将脱丁烷塔塔底采出的C5+液相送入稳定轻烃塔脱除重芳烃，稳定轻烃塔塔顶采出脱除重芳烃后的C5+混合物，塔底采出C10+重芳烃，将C10+重芳烃送入重芳烃塔进行C10重芳烃和C11重芳烃的分离，重芳烃塔塔底采出C11+重芳烃的混合物，塔顶采出含C10重芳烃，将C10重芳烃采出送入结晶系统进行C10重芳烃的结晶分离，分离出均四甲苯产品和结晶母液，所述均四甲苯产品即为高纯度的均四甲苯。
10.一种多联产均四甲苯的甲醇制轻烃生产系统，其特征在于包括用于甲醇反应生成轻烃的合成反应系统和用于制取汽油调和组分和高纯度均四甲苯的轻烃分离系统，所述合成反应系统设有依次串联的合成反应器，还设有催化剂再生系统，所述催化剂再生系统主要包括再生器和催化剂输送系统，所述合成反应器为装有催化剂的连续再生移动床反应器，所述合成反应器之间设有级间冷却器，所述级间冷却器采用任意适宜的热交换装置，所述级间冷却器的热测管道串接在相应合成反应器之间的物料输送管道上，所述合成反应系统中最后一级合成反应器的输出管道经反应合成气冷却器连接所述的三相分离罐，所述合成反应系统设有进料输送管道，所述进料输送管道连接甲醇源，例如甲醇输出管道或甲醇储罐，所述进料输送管道上串接所述反应合成气冷却器和所述级间冷却器中的部分或全部冷却器的冷侧管道，当所述进料输送管道上连接多个级间冷却器的吸热介质管道时，所串接的多个级间冷却器的吸热介质通道在所述进料输送管道上的串接顺序优选为逆序，所述进料输送管道连接第一合成反应器的进口，所述进料输送管道还设有或者不设有连接除第一合成反应器之外的其他合成反应器的相应进料输送支管，所述三相分离罐的气相输出管道分为两路，一路连接气体压缩机的进口，另一路连接用于吸收C3+的吸收塔的塔底进口，所述气体压缩机的输出管道接入所述进料输送管道，接入位置至少位于一个冷却器之前，所述三相分离罐的油相输出管道连接用于C2-和C3+分离的脱乙烷塔的进口，所述脱乙烷塔塔顶的气相输出管道连接所述吸收塔的塔底进口，所述脱乙烷塔塔底的液相输出管道连接用于C4-和C5+分离的脱丁烷塔的进口，所述吸收塔塔底的液相输出管道连接所述脱乙烷塔的进口，所述吸收塔塔顶的气相输出管道送出主要含C1和C2的混合物，可用作天然气，所述脱丁烷塔塔顶的气相输出管道送出主要含C3和C4的混合物，可用作液化气，塔底的液相输出管道分为两路，一路连接用于脱除重芳烃的稳定轻烃塔，另一路连接所述吸收塔塔顶的吸收液进口，所述稳定轻烃塔塔顶的输出管道送出脱除重芳烃后的C5+混合物，可用作汽油调和组分，塔底的输出管道连接用于分离C10重芳烃和C11重芳烃的重芳烃塔的进口，将稳定轻烃塔分离出来的含重芳烃组分的混合物送入重芳烃塔，所述重芳烃塔塔顶的输出管道连接用于C10重芳烃结晶的结晶系统，将所述重芳烃塔分离出来的含C10重芳烃的混合物送入结晶系统，所述结晶系统对C10重芳烃进行结晶和结晶体分离，产生的结晶体即为高纯度均四甲苯，所述重芳烃塔塔底的输出管道送出C11重芳烃。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| CB02 | Change of applicant information |
Address after: 100037 Beijing city Haidian District Zengguang Road No. 21 Applicant after: China Kunlun Engineering Co., Ltd. Applicant after: CNOOC Tianjin Chemical Research & Design Institute Address before: 100037 Beijing city Haidian District Ganjiakou Zengguang Road No. 21 Applicant before: China Kunlun Contracting & Engineering Corporation Applicant before: CNOOC Tianjin Chemical Research & Design Institute |
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| CB02 | Change of applicant information | ||
| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication |
Application publication date: 20151209 |
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| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication |