联产液化气的高效热集成型移动床甲醇芳构化方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种采用移动床的联产液化气的甲醇制烃工艺，该工艺反应产物的热 量能得到高效的流转和利用。
【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联产液化气的高效 热集成型移动床甲醇芳构化方法，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] 一种联产液化气的高效热集成型移动床甲醇芳构化方法，包括烃合成和分离步 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始端反应器，其反应产物作为反应原料进入其后一个反应器， 依此类推，直至倒数第二个反应器的反应产物作为反应原料进入最末端反应器，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。多个反应器的反应产物作为放热介质先后与甲醇原料进行热交换，对甲醇 原料进行逐级升温，该多个反应器至少包括最始端反应器和最末端反应器，最末端反应器 的反应产物分为多股，其中至少一股用于对甲醇原料进行升温，根据最末端反应器的反应 产物的温度通过改变该股反应产物的流量控制进入最始端反应器的物料温度，进而控制最 始端反应器的反应温度。所述分离步骤采用气油水三相分离装置对各股汇合并依工艺要求 冷却（例如至40~60°C)后的最末反应器反应产物进行三相分离，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。三相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 脱戊烷塔分离提取C6~C10芳烃产品；分离得到的小部分气相进入后处理步骤，大部分气 相经循环气压缩机压缩增压至0. 25~1. 9MPaG用作循环气，其中大部分循环气升温后作为 反应原料返回烃合成步骤的反应器，小部分循环气进入脱液化气塔分馏提取C3~C4作为 液化气产品引出；脱戊烷塔和脱液化气塔分馏出的C5组分作为反应原料返回烃合成步骤， 其余轻组分作为待处理物质进入后处理步骤。最末端反应器的反应产物优选先于最始端反 应器的反应产物对甲醇原料进行升温，由于最末端反应器的反应产物温位更高，潜热更大， 利用其显著提高甲醇原料的温度，为准确控制甲醇原料进入最始端反应器的温度留出更自 由的调节空间。当甲醇原料只进入最始端反应器时，可以控制最始端反应器的反应温度不 高于最末端反应器的反应温度，相邻两反应器中前一反应器的反应温度不高于后一反应器 的反应温度。
[0011] 所述大部分循环气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，通过调节这两股循环气流量在线独立调节最始端反应器和最末端反应 器的反应深度。返回最始端反应器的循环气的流量优选大于返回最末端反应器的循环气的 流量，以使更多循环气参与反应提高产品收率，以及起到冷激/冷却作用。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。
[0012] 在最末端反应器的反应产物各股汇合前，多股反应产物中还有两股作为放热介质 通过热交换对每股循环气分别进行升温，经换热降温后各股反应产物再汇合冷却。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，与进入最始端反应器的循环气进行热交换的反应产物 的流量优选大于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，以满足当进 入最始端反应器的循环气较多时的加热需要。
[0013] 采用脱液化气塔分馏提取C3~C4的方法为以下任意一种：（1)使C5液相由塔底 排出，作为反应原料升温后返回最末端反应器；塔顶气相C1~C4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C2与C3的沸点之间，进 入塔顶回流罐，其中C1~C2气相组分由塔顶回流罐的罐顶排出，进入后处理步骤，C3~C4 液相经塔顶回流泵增压，一部分回流返回塔顶；另一部分作为液化气产品采出；（2)使C5液 相由塔底排出，作为反应原料升温后返回最始端反应器；塔顶气相C1~C4温度降至介于物 流当前压力下C3与C4的沸点之间，进入塔顶回流罐，其中C1~C3气相组分由塔顶回流罐 的罐顶排出，经循环干气压缩机增压再降温至介于物流当前压力下C2与C3的沸点之间，进 入脱液化气塔顶气液分离罐，分离后的C1~C2气相组分由脱液化气塔顶气液分离罐的罐 顶排出，进入后处理步骤，分离后的C3液相回流至脱液化气塔顶回流罐，与C4液相组分汇 合，C3~C4液相经塔顶回流泵增压，一部分回流返回塔顶；另一部分作为液化气产品采出。 方法（2)中气相C1~C4和气相C1~C3的降温方式可以是干式空冷、湿式空冷、水冷或上 述方式的组合冷却方式。返回最末端反应器的C5升温后与倒数第二个反应器的反应产物 (即中间产品）混合后再进入最末端反应器参与反应。C1~C2气相可以与分离得到的小 部分气相汇合后一同引入后处理步骤。
[0014] 实践中应根据实际操作压力选择适宜的C3~C4提取方法，例如，当脱液化气塔 操作压力较高时，如1. 5MPaG，宜选择方法（1)，当脱液化气塔操作压力较低时，如0. 4MPaG， 宜选择方法（2)，以避免由于不同组分的沸点过于接近而影响分离效果，保证较好的分离效 果。
[0015] 采用脱戊烷塔分离提取芳烃产品的过程为：使C6~C10芳烃混合产品由塔底排出 进入产品储罐；塔顶气相C1~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，其中C1~C4气 相组分由塔顶回流罐的罐顶排出，进入后处理步骤，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末端反应器。返回最末端反应器的C5升温 后与倒数第二个反应器的反应产物（即中间产品）混合后再进入最末端反应器参与反应。 C1~C4气相可以与分离得到的小部分气相汇合后一同引入后处理步骤。
[0016] 所述后处理步骤采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