移动床甲醇制烃方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种采用移动床的甲醇制烃工艺。
【背景技术】
[0002]BTX芳径（Benzene，Toluene，Xylene)是石油化工重要的基本原料，其中对二甲苯 (PX)需求最大。随着国内PX下游PTA、聚酯生产能力的迅速扩张，市场上PX供给严重不 足，至2013年，我国对二甲苯对外依存度已高达55. 3%，供需缺口进一步加大。传统工艺 生产PX项目工程建设难度大、生产技术门槛高、投资大，受原料石脑油资源限制较多。当前 我国石油资源紧张及消费需求的增加造成了生产芳烃的原料石脑油、轻柴油等资源短缺， 必须寻求新途径替代传统的石油路线生产芳烃产品。与此形成鲜明对比的是国内煤炭资 源丰富，主要以煤为原料生产的甲醇产能严重过剩。结合我国"缺油、少气、富煤"的基本国 情，利用丰富的煤炭资源合成甲醇，研宄和开发甲醇催化转化制备芳烃（MTA)工艺，可以在 生产环节就获得高浓度PX，提高甲醇下游产品的附加值，从而有效减少芳烃产品对石油的 依赖性。
[0003]目前国内外研发的甲醇芳构化技术正逐步进入产业化阶段，部分技术已经实现工 业化。MOBILE固定床甲醇制芳烃（制汽油）技术于20世纪七十年代实现了工业化，并已经 在国内得到了工业应用；中科院山西煤化所固定床技术于2010年在国内得到了工业应用； 清华大学流化床甲醇芳构化技术于2013年实现了万吨级工业示范装置运行。目前，固定床 生产技术应用范围较广，但是受限于反应再生之间的切换，产能受到限制；流化床虽然凭借 其连续反应再生的过程，在产能上具有非常大的发展空间，但对于甲醇这一特殊物料的流 态化操作仍然需要进一步探索工艺与操作方式。目前固定床与流化床操作方式均存在一定 的缺点，不同程度地制约着甲醇制芳烃领域的大规模发展，具体如下：
[0004] 1)固定床操作方式的缺点：
[0005] (1)反应再生频繁切换，失活催化剂需要间断再生，反应器用于反应的时间受到大 幅度压缩，产能严重受限；(2)反应再生频繁切换不仅操作繁琐，且存在误操作隐患，不利 于长周期运行；（3)由再生切入反应后需要一段时间才能达到平稳运行状态，物料损耗较 大；(4)公用工程消耗大，特别是反应再生切换过程需要消耗大量的氮气；（5)固定床在生 产过程易存在沟流、偏流等情况，反应器内易结焦，催化剂孔道易堵塞，影响产品质量与生 产安全；(6)固定床反应热移除困难，催化剂更换成本高。
[0006] 2)流化床操作方式的缺点：
[0007] (1)流化床层内催化剂返混程度较重，局部反应过度易导致结焦；（2)流化床层内 湍动剧烈，磨损严重，昂贵的催化剂易破损进而发生跑损，造成经济上的损失；（3)流化床 层内停留时间分布较广，易导致产品分布较宽，目标产物的收率降低；(4)温度及压力波动 都会影响气固分离系统的效率，进而影响后续分馏系统；(5)对于生焦率低的反应系统，流 化床的反应再生系统热平衡难以维持。
【发明内容】
[0008] 为了克服现有技术下的上述缺陷，本发明的目的在于提供一种移动床甲醇制烃方 法，该方法能够实现甲醇芳构化反应与催化剂再生过程的连续化，能够提高反应过程的细 化控制程度，实现加工工艺之间有效地物料利用与热集成，具有催化剂活性稳定、压降低、 平推流反应、返混少等优点。
[0009] 本发明的技术方案是：
[0010] 一种移动床甲醇制烃方法，包括烃合成步骤，所述烃合成步骤中采用至少两个相 互串联的反应器，反应用催化剂按照由最始端反应器到最末端反应器的顺序依次经过各反 应器后进入再生器进行再生，然后返回最始端反应器，甲醇原料升温后先进入最末端反应 器，其反应产物作为反应原料进入其前一反应器，依此类推，直至第二反应器的反应产物作 为反应原料进入最始端反应器。所述反应器为径向移动床反应器，可以是" 31 "型反应器或 者"Z"型反应器，可以是向心型反应器或离心型反应器。
[0011] 所述移动床甲醇制烃方法还包括分离步骤和后处理步骤，所述分离步骤先后采用 气油水三相分离装置和单级或多级的分馏装置对所述烃合成步骤的产物进行分离提取，最 始端反应器的反应产物依工艺要求冷却（例如至40~60°C)后送入所述气油水三相分离 装置，分离得到的大部分气相经循环气压缩机压缩增压至〇.25~1. 9MPaG用作循环气，所 述循环气单股经升温后作为反应原料进入所述最末端反应器，或者分为两股各自进行升温 后作为反应原料分别进入最始端反应器和最末端反应器，通过调节各股循环气流量调节相 应反应器的反应深度，考虑到进入最始端反应器的循环气除了要参与反应提高收率之外， 还要起到冷激作用，因此优选使进入最始端反应器的循环气流量大于进入最末端反应器的 循环气流量，循环气进入相应反应器的方式是升温后与相应反应器的反应进料汇合再进入 相应反应器；分离得到的小部分气相作为待处理物质进入后处理步骤；分离得到的水相部 分送入含油污水处理装置，也可以直接回用至上游煤气化装置，从而有效地节约公用工程； 分离得到的油相部分送入所述分馏装置，分馏得到的液相C6~C10组分或C8~C10组分 作为产品引出，相应地，液相C3~C5组分或C3~C7组分作为反应原料返回烃合成步骤， 分别与不同反应器进料汇合；其余轻组分作为待处理物质进入后处理步骤。分离得到的小 部分气相以及分馏得到的其余轻组分可以汇合后一同引入后处理步骤。最始端反应器的反 应产物的冷却方式可以是干式空冷、湿式空冷、水冷或上述方式的组合。
[0012] 最始端反应器的反应产物在送入所述气油水三相分离装置前优选分为多股，并作 为放热介质通过热交换对即将进入烃合成步骤的甲醇原料和每股循环气分别进行升温，反 应产物降温后多股汇合再冷却。与甲醇原料进行热交换的反应产物的流量优选小于与循环 气进行热交换的反应产物的流量，并且，在与多股循环气进行热交换时，与进入最末端反应 器的循环气进行热交换的反应产物的流量优选小于与进入最始端反应器的循环气进行热 交换的反应产物的流量，以满足对较多的循环气的加热需要。
[0013] 所述后处理步骤用甲醇对待处理物质进行逆向常温洗涤，设备采用吸收塔，甲醇 原料自吸收塔上部进入吸收塔，自上而下地对由吸收塔底部进入并上升的待处理物质进行 喷淋，吸收塔底液作为反应原料经升温后送入所述最末端反应器；吸收塔顶不凝气由塔顶 排出，进入泄放系统作为燃料气使用，或者进入甲醇水洗装置用以回收甲醇。甲醇吸收塔顶 不凝气含有部分甲醇，在其下游方向配备甲醇回收装置。回收的甲醇可回用至上游煤气化 装置，也可用作燃气。
[0014] 所述单级的分馏装置优选为脱戊烷塔或分馏塔，当采用脱戊烷塔时，使C6~C10 芳烃混合产品由塔底排出进入产品储罐；塔顶气相Cl~C5经干式空冷、湿式空冷、水冷或 上述方式的组合冷却方式冷却，温度降至介于物流当前压力下C4与C5的沸点之间，进入塔 顶回流罐，C1~C4气相组分由塔顶回流罐的罐顶排出，作为分馏得到的轻组分进入吸收塔 底部，C5液相经塔顶回流泵增压，一部分回流返回塔顶；另一部分作为反应原料升温后返 回最始端反应器；当采用分馏塔时，使C8~C10芳烃混合产品由塔底排出进入产品储罐； 塔顶气相C1~C7经干式空冷、湿式空冷、水冷或上述方式的组合冷却方式冷却，温度降至 介于物流当前压力下C5与C6的沸点之间，进入塔顶回流罐，C1~C5气相组分由塔顶回流 罐的罐顶排出，作为分馏得到的轻组分进入吸收塔底部，C6~C7液相经塔顶回流泵增压， 一部分回流返回塔顶；另一部分C6~C7液相作为产品采出，或者作为反应原料升温后返 回最始端反应器，或者部分作为产品采出而另一部分作为反应原料升温后返回最始端反应 器。返回最始端反应器的C5或C6~C7升温后与最始端反应器的下一反应器的反应产物 (即中间产品）混合后进入最始端反应器参与反应。
[0015] 所述多级的分馏装置优选包括脱戊烷塔和脱丁烷塔，气油水三相分离装置分离得 到的油相部分送入所述脱戊烷塔，使C6~C10芳烃混合产品由脱戊烷塔塔底排出进入产品 储罐，脱戊烷塔塔顶气相C1~C5经冷凝后进入脱戊烷塔顶回流罐分离成气相和液相，气 相由脱戊烷塔顶回流罐的罐顶排出，液相经脱戊烷塔顶回流泵增压，一部分回流返回脱戊 烷塔塔顶，另一部分进入脱丁烷塔；脱戊烷塔塔顶气相冷凝并分离的方法为以下任意一种： (1)脱戊烷塔塔顶气相温度降低至介于物流当前压力下C2与C3的沸点之间，分离出C1~ C2气相和C3~C5液相；（2)脱戊烷塔塔顶气相温度降低至介于物流当前压力下C4与C5 的沸点之间，分离出C1~C4气相和C5 (通常也含有少量C1~C4)液相；经脱丁烷塔分馏， 使C5液相产品由脱丁烷塔塔底排出，作为反应原料经升温返回最始端反应器，脱丁烷塔塔 顶气相C1~C4经冷凝后进入脱丁烷塔顶回流罐分离成气相和液相，气相由脱丁烷塔顶回 流罐的罐顶排出，液相经脱丁烷塔顶回流泵增压，一部分回流返回脱丁烷塔塔顶，另一部分 作为反应原料升温后返回最末端反应器，自脱戊烷塔顶回流罐和脱丁烷塔顶回流罐的罐顶 排出的气相组分作为待处理物质进入后处理步骤，即进入吸收塔底部；脱丁烷塔塔顶气相 冷凝并分离的方法为以下任意一种：（1)脱丁烷塔塔顶气相温度降低至介于物流当前压力 下C2与C3的沸点之间，分离出C1~C2气相和C3~C4液相；（2)脱丁烷塔塔顶气相温度 降低至介于物流当前压力下C3与C4的沸点之间，分离出C1~C3气相和C4(通常含有少 量C3)液相。脱戊烷