引射循环分级反应分步调整的甲醇制烃方法及装置的制造方法

引射循环分级反应分步调整的甲醇制烃方法及装置的制造方法
【专利摘要】本发明涉及一种甲醇转化制取烃类产品的方法和装置，通过预反应系统、主反应系统、后反应系统分别在三级反应器内进行分步反应并分步调整反应参数以降低干气、液化气和重汽油的产率，并采用将液化气、重汽油组分、干气循环反应的方法以生产高品质汽油柴油等烃类产品。通过引射循环实现了降低动力消耗和降低动力系统投资的目的。该工艺装置结构紧凑、可实现模块化安装，投资低、目标产品收率高、节能环保。适合各种规模的甲醇厂、醇氨联产化肥厂，联产甲醇的焦化厂加工生产高品质溶剂油、汽油、柴油等烃类产品。
【专利说明】
引射循环分级反应分步调整的甲醇制烃方法及装置
技术领域
[0001] 本发明属于一种甲醇转化制取烃类产品的工艺方法。具体是指以甲醇或粗甲醇为 原料生产汽油或汽油组分、溶剂油、柴油组分等液相烃类产品的工艺方法，属于煤化工或天 然气化工领域。
【背景技术】
[0002] 通过适当的催化过程，甲醇可以转化为水和多种烃类产品，如烯烃、烷烃、芳烃以 及上述烃类产品的混合物。依据目的产品的不同，现有甲醇制烃工艺包括甲醇制汽油，甲醇 制烯烃和甲醇制芳烃等工艺。
[0003] 油品质量是影响汽车尾气排放的重要因素。近年来，雾霾天气频发，汽车尾气被认 为是形成雾霾天气的重要因素，市场迫切需要提供高品质燃油。与常规石油石化方法获得 的类似烃类产品相比，通过甲醇制烃技术获得汽油和柴油等烃类产品中的苯、烯烃、硫、氮、 灰分等有害杂质的含量低，可有效保护车辆性能，降低车辆尾气对雾霾的贡献，满足市场对 高标准汽油柴油的要求，对于保护环境具有重要意义。
[0004] 甲醇转化制汽油(MTG)技术是典型的甲醇制烃技术，由Mobi 1公司发明。自1974年 起，该公司申请了多项有关甲醇转化制汽油的专利。
[0005] 甲醇制烃过程是一个放热过程，如何控制反应温度是该过程关注的重点。围绕温 度控制问题，发展了多种工艺及其反应系统，现有的反应系统的形式包括固定床、多管式固 定床、多级冷激固定床、移动床、流化床等。
[0006] 甲醇转化制烃类产品的技术大多采用两段转化工艺。美国专利3931349是Mobil公 司早期公布的甲醇转化制烃类的专利，采用固定床两段转化工艺，其中第一段反应是甲醇 脱水制二甲醚，一段出口物料，包括甲醇、二甲醚和水的混合物，进入二段反应器，在分子筛 催化剂的作用下生成汽油馏分段产物。
[0007] 美国专利4579999则公布了另外一种两段法甲醇转化制汽油馏分段烃类产品的技 术，其一段反应器中填装分子筛催化剂，将甲醇首先转化为低碳烯烃和部分烃，将C5+冷却 分离后，低碳烯烃进入二段反应器，在烯烃聚合催化剂的作用下，进一步转化生成汽油馏分 段产物。
[0008] 美国专利4689205公布了一种甲醇多段转化制取烃的技术。该专利公布的技术与 美国专利4579999基本相似，在一段反应器中，甲醇在一定温度和压力条件下转化为C2-C4 烯烃和部分C5+烃，将C5+烃分离后，剩余部分进入第二段反应器，采用烯烃聚合催化剂，将第 一段反应产生的低碳烯烃进一步聚合为汽油馏份的烃产品。所不同的是，该专利公布的技 术中，第一段采用的是流化床反应器。
[0009] 中国发明专利200610048298.9提出了一种甲醇一步法制取烃类产品的工艺，特征 是将三个阶段在一个反应器内完成，具有工艺流程短的优点，与两步法相比，具有工艺流程 短优点，但循环比大，反应过程不易控制，产品为汽油、液化气和重汽油等。
[0010] 在现有的冷激床甲醇制烃工艺中，在其每一级反应床层中，完成甲醇制烃反应过 程的三个阶段。
[0011]申请号为200720101511.8的实用新型专利提出了一种冷激型的甲醇制汽油反应 器，采用级间加入氮气等冷却气体的方式控制反应温度，产品为汽油、液化气和燃料气，未 提及使冷却气体循环的动力来源。
[0012] 现有绝热固定床工艺，需采用大量循环烃的方式来冷却，需要配备气体压缩机组， 投资大，动力消耗大。同时，因为采用循环烃的冷却方式，大量循环烃需要反复加热混合冷 却，精馏分离，换热量大，分离系统和换热系统造价高。
[0013] 流化床工艺的特征是将甲醇制汽油的反应过程的三个阶段在流化床反应器内完 成。采用流化床方式可以有效解决冷却问题，但流化床结构复杂，不容易操作，造价高，要求 生产规模大，投资风险大。
[0014] 现有多管式反应器以熔盐作为传热介质吸收反应热并生产蒸汽，但熔盐换热系统 结构复杂，系统启停困难。
[0015] 现有各类的甲醇制汽油的工艺均联产液化气和含有均四甲苯的重汽油，液化气和 重汽油的后续加工均需要增加设备投资。
[0016] 在相关的领域，例如，甲醇制烯烃，甲醇制芳烃的工艺过程通常要联产部分汽油产 品，烯烃产品和芳烃产品的精制设备投资较高。
[0017] 综上所述，现有的甲醇制汽油工艺存在有设备投资大，汽油等目标产品收率低，动 力消耗大，能耗高的问题。虽然市场急需高品质汽油等烃类产品，原料甲醇产能过剩，但因 为现有工艺与装置存在投资大与能耗高等原因，在低油价时代，投资风险大。
[0018] 甲醇制汽油的反应过程大致分为三个阶段:醚化阶段;生成低碳烯烃阶段;低碳烯 烃聚合以及芳构化等过程的阶段。
[0019]固定床两步法工艺的特征是第一步将醚化阶段的主要部分在一个醚化反应器内 完成。第二步，在转化反应器完成生成低碳烯烃阶段，低碳烯烃聚合以及芳构化等过程.
[0020] 甲醇在氧化铝醚化催化剂上的醚化过程相对稳定，释放出部分反应热，适当冷却 后再进入烃化反应器，可适当降低后续的烃化反应过程的换热负荷。
[0021] 在甲醇制烃过程中，必须有醚化阶段、低碳烯烃的生成阶段;而对于低碳烯烃后续 反应的控制可以得到不同的目标产品，例如:终止反应进程为甲醇制低碳烯烃过程;进行叠 合反应可以得到碳数较多的烯烃产物;芳构化可以得到芳烃产物。芳构化过程在产生芳烃 的同时也副产干气，过度芳构化使干气和液化气产率上升。
[0022]现有的甲醇制汽油工艺，基本采用ZSM-5系列催化剂。在ZSM-5催化剂上，甲醇可以 进行醚化反应，进行生成低碳烯烃，叠合、异构化、芳构化、烷基化、加氢等反应过程，反应器 出口产物为氢气、烯烃、烷烃、环烷烃、芳烃和水的混合物，分离后可得到燃料气、液化气、汽 油、重汽油等产物。这一过程是甲醇制烃特别是甲醇制汽油工艺的基础。现有的一步法、两 步法等工艺过程均是在此基础上发展起来的。

【发明内容】

[0023] 工程实践和进一步的研究发现，现有的这些方法存在副产品种类多，动力消耗大， 副产品处理及动力设备投资大的问题。
[0024] 本发明的目的在于提供一种汽油收率高，动力消耗低，设备投资低的甲醇制汽油 的方法。
[0025] 本发明通过对上述甲醇制油的过程细分为三步反应过程，分别在三级反应器内进 行分步反应并分步调整反应参数以降低干气、液化气和重汽油的产率，并采用将液化气、重 汽油组分、干气循环反应的方法实现提高汽油收率的目的。
[0026] 本发明采用引射器系统实现循环烃的增压。引射器是利用射流紊动扩散作用，进 行传质传能的流体机械和混合反应设备。高压气流从喷嘴高速喷出，引射喷嘴周围的低压 气体，两股气流在混合室和扩压器内混合、增压，在消耗了一定高压工作气体的条件下，提 高了从吸入口进入引射器的低压气体压力，这种设备称为引射栗。工作流体以很高的速度 从喷嘴出来，进入引射器的接受室，并把在引射器前的压力较低的介质带走。被带走的流体 为引射流体，提高引射流体的压力而不直接消耗机械能，这是引射器最主要的性能。由于具 有这种性质，在很多情况下，采用引射器比采用机械的增压设备(压缩机、栗、鼓风机和引风 机等)更为简单、更为可靠。除了本身结构特别简单以外，引射器与各种设备连接的方法也 很简单，制造也不复杂，在工程上得以广泛的应用。
[0027] 本发明的反应系统包括醚化反应系统，简称预反应系统;低碳烯烃反应系统，简称 主反应系统;芳构化与叠合及烷基化综合反应系统简称后反应系统。
[0028] 本发明的预反应系统包括:预引射器、预反应器。来自换热系统的甲醇蒸汽作为预 引射器的工作流体，引射预反应器出口的部分产物，循环回预反应器。
[0029] 醚化反应后的产物温度可达400°C以上，一部分被预引射器引射回醚化反应器入 口，与甲醇蒸汽混合使甲醇蒸汽过热到反应温度进入醚化反应器，可降低甲醇蒸汽过热器 的负荷。同时降低醚化反应温度和醚化过程中甲烷等副产物的产率。另一部分产物先作为 主引射器的工作流体，后进入主反应系统。预反应系统的反应温度为160-420°C，优选的反 应温度为260-320°C。预反应系统的反应空速为1-701Γ 1，优选的反应空速为1.25-31Γ1。预反 应系统的反应压力为0.2-3 .OMPa，优选的反应压力为1.5-2.6MPa。循环比为0.1-3,优选 0.5-1.5。此循环比是指返回到反应器入口的产物与该反应器反应物的质量比，循环比越 大，回流的产物越多。
[0030] 本发明的主反应系统（低碳烯烃反应系统）由主引射器、主反应器、甲醇引射器组 成。甲醇引射器的工作流体是来自原料甲醇栗，甲醇引射器引射主反应器出口的部分产物， 进入主引射器，后循环回主反应器。主反应系统主要发生二甲醚和甲醇生成低碳烯烃和水 的反应，部分低碳稀经聚合和芳构化等反应。
[0031] 主反应系统采用较低反应温度，较高空速以限制芳构化进程，以控制降低干气和 低碳烷烃产率。主反应系统的反应温度为160-420 °C，优选的反应温度为260-350 °C。主反应 系统的反应空速为1-701Γ1，优选的反应空速为2-101Γ1。主反应系统的反应压力为0.2-3. OMPa，优选的反应压力为1.2-2.4MPa。主反应系统的循环比为2-20，优选为3-6。
[0032] 本发明的后反应系统包括:后引射器、后反应器、轻烃引射器、换热系统、油水气分 离系统、水处理系统、升压栗、脱轻烃塔、脱重烃塔、产品汽油罐、重烃缓冲罐、干气系统。
[0033] 采用后反应器进一步完成芳构化，芳烃歧化、烷基化，叠合等过程。
[0034] 后反应器的出口产物经过换热系统降温，进入油水气分离系统，将含有的C3以上 的组分液化分离，用升压栗使其增压后进入脱轻烃塔，塔顶组分C3-C4经过轻烃引射器循环 回反应系统，重组分进入脱重烃塔，塔顶为汽油组分，进入产品汽油罐，含有均四甲苯的重 汽油组分中的CIO及以上重芳烃组分通过轻烃引射器循环回后反应系统，与新生成的低碳 烯烃、轻芳烃等混合后发生歧化、裂解等反应生成C9及以下轻芳烃，成为沸点、凝点合格且 辛烷值高的汽油组分，重汽油组分中的低辛烷值C9以上烷烃组分发生裂解反应生成较高辛 烷值的C9以下烃成为合格汽油组分，不断循环从而实现不副产重汽油组分的目的。
[0035]本发明通过分离系统将含有C3-C4的液化气组分液化分离，用增压栗使其增压后 循环回后反应系统。在反应系统内，循环回的液化气组分和干气组分与新生成的低碳烯烃 混合发生烷基化、芳构化、叠合等反应生成相应的汽油组分。本发明通过采用分步控制反应 过程的方法使芳构化程度低于常规MTG的芳构化程度，因此低碳烃中烯烃含量较高，低碳烷 烃含量较低，循环回后反应器易于进行叠合、异构化、芳构化反应成为C5+汽油组分。利用 ZSM-5催化剂的低碳烃叠合、环化、液化气低温芳构化技术是成熟技术。采用分步反应分步 控制的方法，可通过控制循环比、空速、反应温度、压力等参数控制反应进程，可使循环烃总 量维持在既可满足冷却需要又不超量的水平。后反应系统的循环比为1-20,优选为3-5。后 反应系统的反应温度为160-420°C，优选的反应温度为300-400°C。后反应系统的反应空速 为0. δ-ΙΟΙΓ1，优选的反应空速为1-21Γ1。后反应系统的反应压力为0.2-3. OMPa，优选的反应 压力为1.2-2.2MPa。小量液化气和干气用于热电燃料，以实现不副产液化气，降低设备投资 的目的。
[0036]通过分离系统分离出来的含有氢气、甲烷、乙烯、乙烷的干气被轻烃引射器增压后 返回后反应系统继续反应生成汽油组分。引出部分未反应的干气作为燃气送入燃气利用系 统用于发电和供热，可满足本装置的热电需求，实现不副产燃气，提高汽油收率，降低公共 工程投资的目的。本装置因为能够实现热电自供，也具有节能降耗、公用工程投资低的优 势。多余热电可以外送，提升了干气价值，提高了装置效益。
[0037]本发明利用重汽油组分、液化气组分、干气作为循环烃。重汽油、液化气在液相状 态由液烃增压栗增压，其动力消耗远低于气体烃压缩机。增压后的重汽油和液化气通过吸 热气化升温后作为轻烃引射器的工作流体引射干气使干气升压实现循环。循环烃升压循环 无需气体压缩机，实现了降低动力消耗和降低动力系统投资的目的。
[0038]本发明的详细描述如下：
[0039] 本发明提供一种甲醇制烃的反应装置，由1甲醇原料栗，2甲醇引射器，3主引射器， 4预反应器，5预引射器，6主反应器，7轻烃引射器，8后引射器，9后反应器，10换热系统，11水 处理系统，12油水气分离系统，13升压栗，14脱轻烃塔，15脱重烃塔，16重烃罐，17产品汽油 罐，18干气系统组成；
[0040] 甲醇原料栗1出口端一路通过甲醇引射器2与主引射器3连接，另一路经换热系统 10连接预引射器5;预反应器4的入口端连接预引射器5，出口端一路返回预引射器5，另一路 连接主引射器3的入口；主反应器6的出口分为两路，一路返回甲醇引射器2，另一路通过后 引射器8与后反应器9连接;后反应器9的出口经过换热系统10与油水气分离系统12连接;油 水气分离系统12出口分三路，水相连接水处理系统11，干气被轻烃引射器7引射回后引射器 8,另一部分干气经过干气系统18发电供热或外送，液相油经升压栗13加压后进入脱轻烃塔 14,脱轻烃塔14塔顶气体作为轻烃引射器7的工作流体返回后引射器8,脱轻烃塔14塔底液 进入脱重烃塔15,脱重烃塔15塔顶产物连接产品汽油储罐17,塔底产物进入重烃缓冲罐16， 后返回轻烃引射器。
[0041]本发明的甲醇制烃工艺包括下列步骤：
[0042] 1.预反应阶段
[0043] 原料甲醇通过甲醇原料栗升压后分为两路，一路作为甲醇引射器2的工作流体，另 一路经换热系统10被高温产物预热蒸发过热后，进入预引射器5作为工作流体引射预反应 器4出口的部分产物后，混合升温进入预反应器4进行醚化反应。
[0044] 2.主反应阶段
[0045] 预反应器4出口的产物部分被引射回其入口以提高其入口温度，可降低过热器的 负荷，另一部分产物作为工作流体进入主引射器3引射来自于甲醇引射器2的混合气体，进 一步混合后进入主反应器6,由主反应器6出来的产物分为两路，一路被甲醇引射器2引射混 合降温，再进入主引射器3混合升压升温返回入口以控制温度，另一路作为后引射器8的工 作流体引射来自于轻烃引射器7的气体后进入后反应器9。
[0046] 3.后反应阶段
[0047] 后反应器9的出口产物进入换热系统10与来自甲醇原料栗的物料进行换热，被冷 却降温后进入油水气分离系统12,分离出的水进入水处理系统11。分离出的干气一部分被 轻烃引射器7引射回后反应器，另一部分作为干气产品进入干气系统18发电供热或外送。液 相油组分被升压栗13加压后进入脱轻烃塔14,脱轻烃塔14塔顶气体作为轻烃引射器7的工 作流体返回后反应器。脱轻烃塔14塔底液相进入脱重烃塔15,脱重烃塔的塔底产物进入重 烃缓冲罐16,后返回轻烃引射器，塔顶为汽油组分进入产品汽油罐17。
[0048] 本发明的有益效果：甲醇制烃过程中，常温常压的液相甲醇首先被原料甲醇栗增 压，然后经过预热蒸发过热形成高温高压的甲醇蒸汽，由于醚化反应是放热反应，利用预引 射器引射部分醚化产物，使甲醇蒸汽进一步升温，可降低甲醇蒸汽过热器的负荷。同时降低 醚化反应温度和醚化过程中副产物甲烷等干气的产率。
[0049] 完成反应冷却分离过程均需要消耗动力。本发明采用甲醇栗给液相甲醇加压，因 为液体压缩性小，甲醇栗耗电低于对气相压缩的压缩机。高压液相甲醇通过热交换吸收反 应热形成高温高压气体具有做功能力，本发明利用这一做功能力作为反应冷却分离过程运 行的动力，可以减小过程所需要的电力。
[0050] 本发明利用引射器作为循环烃循环动力转换机构，引射器无运动件，具有结构简 单可靠，造价低，耗能低，运行可靠的优点。引射器同时具有使冷热流体直接混合快速换热 的功能，可以大幅度降低换热系统的造价。
[0051] 本发明的主反应系统具有的特征是控制芳构化程度，限制干气和液化气产率，加 强异构化反应，使干气、C4以下烷烃产率低，重芳烃等重汽油组分产率低，且循环反应，一方 面可以提高液收，另一方面可以利用循环烃控制温度。
[0052]重芳烃循环反应，也可抑制重芳烃产率。降低汽油中高沸点非芳烃组分，有利于提 高汽油的辛烷值。
[0053]本发明的分离系统具有的特征是:干气、液化气、重汽油和汽油组分分离后循环回 后反应系统循环反应，在保持汽油组分高收率的前提下，获得低C4含量、低C10以上组分含 量的低蒸汽压、低干点、高辛烷值的高品质汽油或汽油组分。
[0054]本发明的动力循环系统具有的特征是，采用引射循环，可以取消常规的循环气体 压缩机，降低设备投资和动力消耗。
[0055] 本发明的换热系统具有的特征是：因为采用冷热流体引射直接混合换热方式和利 用工作流体因膨胀而降温的特点，可降低换热系统造价。
[0056] 通过调整分离系统运行参数，将干气液化气和含有均四甲苯的重汽油组分返回设 置的后反应器继续反应转化为汽油组分，不生产液化气产品和均四甲苯产品，所以不必配 备和运行液化气精制设备和均四甲苯精制设备，可以降低设备造价和运行成本。
[0057] 液化气的精制需要配备较高的精馏塔，产量不高，没有规模效应，储运成本高，一 般情况下，很难与石油基液化气竞争。液化气价格低于高品质汽油价格，将液化气转化为汽 油组分可以提高装置效益。在本发明的工艺中，是将C4以下的液化气组分和干气循环回反 应器通过烷基化、叠合、芳构化等反应过程转化为汽油组分。同时本工艺控制后反应器温 度，芳构化程度较低，饱和低碳烷烃含量低，在后反应器内通过叠合与烷基化反应转化为汽 油组分。均四甲苯精制过程需要设备投资大，市场容量较小，销售成本高。本工艺将C10以上 组分分离后返回后反应器。在后反应器内，均四甲苯歧化为C7-C9芳烃，C7-C9芳烃为高辛烷 值汽油组分。C10以上的烷烃烯烃为低辛烷值组分，减小其在汽油中的含量，有利于提高汽 油的辛烷值，降低汽油的干点；将其返回后反应器吸热裂解，有利于提高汽油产品的收率， 也有利于控制后反应器温升。
【附图说明】：
[0058]图1是甲醇制烃装置。
[0059] 图中1原料甲醇栗，2甲醇引射器，3主引射器，4预反应器，5预引射器，6主反应器，7 轻烃引射器，8后引射器，9后反应器，10换热系统，11水处理系统，12油水气分离系统，13升 压栗，14脱轻烃塔，15脱重烃塔，16重烃缓冲罐，17产品汽油储罐，18干气系统。
【具体实施方式】
[0060] 下面结合附图对本发明做详细描述。
[0061] 原料甲醇被甲醇原料栗1升压后分为两路，一路作为甲醇引射器2的工作流体，另 一路经换热系统10被高温产物预热蒸发过热后，进入预引射器5作为工作流体引射预反应 器4出口的部分产物后，混合升温进入预反应器4反应升温。预反应器4出口的产物部分被引 射回其入口以提高其入口温度，可降低过热器的负荷，另一部分产物作为工作流体进入主 引射器3引射来自于甲醇引射器2的混合气体进一步混合后进入主反应器6,由主反应器6出 来的产物分为两路，一路经由甲醇引射器2混合降温，经主引射器3混合升压升温返回主反 应器入口以控制温度，另一路为后引射器8的工作流体引射来自于轻烃引射器7出口的气体 后进入后反应器9,后反应器9出口产物进入换热系统10,被冷却降温后进入油水气分离系 统12,自油水气分离系统12出来的水进入水处理系统11，干气被烃引射器7引射回后反应 器，液相油被升压栗13加压后进入脱轻烃塔14,脱轻烃塔14塔顶气体作为烃引射器7的工作 流体返回后反应器。脱轻烃塔14塔底液进入脱重烃塔15,脱重烃塔16塔底产物进入重烃罐 16,塔顶为产品汽油或汽油组分。干气进入干气系统18发电供热或外送。
[0062]实施例1:甲醇制汽油
[0063]汽油是包含碳数为C4到C12多种烃类的混合物，允许含有适量醇醚酯组分。异构烷 烃为优质组分，芳烃辛烷值高，烯烃辛烷值比较高，但烯烃芳烃含量受限制。低碳烃辛烷值 高，但蒸汽压高，应分离转化。长链烷烃辛烷值低，应分离转化。高沸点芳烃组分影响车辆性 能，也应分离转化。
[0064] 本发明的优点在于通过分步反应，分步调整的方法，使甲醇制汽油过程所产的汽 油多含优质组分的高品质汽油，降低无副产物产率。
[0065] 原料甲醇被甲醇原料栗1升压至2.5-2.6兆帕后分为两路，一路作为甲醇引射器2 的工作流体;另一路经换热系统10被由高温产物预热蒸发过热至温度为160-200°C，压力为 2.3- 2.4兆帕后，进入预引射器5作为工作流体，引射预反应器4出口的部分300-400°C的产 物后混合升温至230-260°C，压力为2.2-2.3兆帕后进入预反应器4发生反应升温至300-400 °C。预反应器内装填氧化铝醚化催化剂，空速1-21Γ 1。预反应器优先选用固定床反应器。预反 应器4出口的产物温度为300-400°C，压力为2.1-2.2兆帕。一部分被引射回其入口以提高其 入口温度，降低过热器的负荷，另一部分产物作为工作流体进入主引射器3引射来自于甲醇 引射器2的200-230°C，压力为2.0-2.1兆帕的混合气体并进一步混合后以温度280-300°C， 压力为2.1-2.2兆帕进入主反应器6。主反应器6内装填ZSM-5催化剂，空速5-701^，优选45-501Γ 1。主反应器可以用固定床反应器，优选移动床反应器。由主反应器6出来的产物的成分 为低碳烯烃、水、芳烃等，允许有小量未反应的甲醇。主反应器出口温度为360-440°C，压力 为2.0-2.1兆帕的产物分为两路，一路先经甲醇引射器2混合降温至200-230°C，再由主引射 器3引射混合升压升温至280-300°C，压力为2.1-2.2兆帕后返回入口以控制温度，另一路为 后引射器8的工作流体引射来自于轻烃引射器7出口的50-80 °C气体混合后以220-260 °C的 温度，1.9-2.0兆帕的压力进入后反应器9，后反应器9出口产物温度为280-360°C，1.8-1.9 兆帕的压力进入换热系统10,被冷却降温至40-80°C后进入油水气分离系统12,自油水气分 离系统12出来的水进入水处理系统11，气相被轻烃引射器7引射回后反应器，液相油被升压 栗13加压至2.4-2.6兆帕后进入脱轻烃塔14,脱轻烃塔14塔顶压力为2.2-2.4兆帕，温度为 40-60°C的气体作为轻烃引射器7的工作流体返回后反应器9。脱轻烃塔14塔底液进入脱重 烃塔15,脱重烃塔15塔底产物进入重烃罐16缓存，再经轻烃引射器7返回后反应器9。脱重烃 塔15塔顶为产品汽油或汽油组分。干气进入干气系统18发电供热或外送。后反应器9内装填 ZSM-5催化剂，空速0.5-21Γ1。后反应器可选用固定床反应器或移动床反应器。在后反应器9 内，小量未反应的甲醇继续反应，控制温度200-300°C，空速较低以确保后反应器出口产物 无甲醇。在后反应器内，还完成低碳烯烃的叠合、加氢、烷基化、异构化、芳烃歧化等过程。各 广品的收率如表1所不。
[0066]实施例2:甲醇制柴油组分
[0067] 柴油是包含碳数为C10到C22以上多种烃类的混合物，允许含有适量醇醚酯组分。 长链烷烃为优质组分，十六烷值高，但凝点也高。单环长侧链芳烃和环烷烃具有适中的十六 烷值和凝点。与甲醇制汽油工艺相比，后反应器采用叠合催化剂。
[0068] 原料甲醇被甲醇原料栗1升压至2.5-2.6兆帕后分为两路，一路作为甲醇引射器2 的工作流体；另一路经换热系统10被高温产物预热蒸发过热至温度为160-200°C，压力为 2.3- 2.4兆帕后进入预引射器5作为工作流体引射预反应器4出口的部分300-400°C的产物 后混合升温至230-260°C，压力为2.2-2.3兆帕后进入预反应器4反应升温至300-400°C。预 反应器内装填氧化铝醚化催化剂，空速1-21Γ 1。预反应器优先选用固定床反应器。预反应器4 出口的产物温度为300-400°C，压力为2.1-2.2兆帕。一部分被引射回其入口以提高其入口 温度，降低过热器的负荷，另一部分产物作为工作流体进入主引射器3引射来自于甲醇引射 器2的200-230°C，压力为2 · 0-2 · 1兆帕的混合气体并进一步混合后以温度280-300°C，压力 为2.1-2.2兆帕进入主反应器6。主反应器6内装填ZSM-5催化剂，空速5-70h- 1，优选45-50h 4。主反应器可以用固定床反应器，优选移动床反应器。由主反应器6出来的产物的成分为低 碳烯烃、水、芳烃等，允许有小量未反应的甲醇。主反应器出口温度为360-440°C，压力为 2.0-2.1兆帕的产物分为两路，一路先经由甲醇引射器2混合降温至200-230°C，再由主引射 器3引射混合升压升温至280-300°C，压力为2.1-2.2兆帕后返回入口以控制温度，另一路为 后引射器8的工作流体引射来自于轻烃引射器7出口的50-80 °C气体混合后以150-180 °C的 温度，1.9-2.0兆帕的压力进入后反应器9，后反应器9出口产物温度为250-300°C，1.8-1.9 兆帕进入换热系统10,被冷却降温至40-80°C后进入油水气分离系统12,自油水气分离系统 12出来的水进入水处理系统11，气相被轻烃引射器7引射回后反应器，液相油被升压栗13加 压至2.4-2.6兆帕后进入脱轻烃塔14，脱轻烃塔14塔顶压力为2.2-2.4兆帕，温度为40-60°C 的气体作为烃引射器7的工作流体返回后反应器。脱轻烃塔14塔底液进入脱重烃塔15,脱重 烃塔塔底产物进入重烃罐16缓存，或经轻烃引射器7返回后反应器。塔顶为产品柴油或柴油 组分。干气进入干气系统18发电供热或外送。后反应器9内装填叠合催化剂，空速0.5-21Γ 1。 在后反应器9内，小量未反应的甲醇继续反应，控制温度200-300°C，空速较低以确保后反应 器出口产物无甲醇。在后反应器内，还完成低碳烯烃的醚化、叠合、裂解、加氢、烷基化、异构 化等过程。各产品的收率如表1所示。
[0069] 以上所述的实施例仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范围 进行限定，在不脱离本发明设计精神的前提下，本领域普通技术人员对本发明的技术方案 做出的各种变形和改进，均应落入本发明权利要求书确定的保护范围内。
[0070] 表1产物组成
【主权项】
1. 一种甲醇制烃的反应装置，其特征在于，由甲醇原料栗（I)，甲醇引射器（2)，主引射 器(3)，预反应器(4)，预引射器(5)，主反应器(6)，轻烃引射器(7)，后引射器(8)，后反应器 (9) ，换热系统（10)，水处理系统（11)，油水气分离系统（12)，升压栗（13)，脱轻烃塔(14)，脱 重烃塔(15)，重烃缓冲罐(16)，产品汽油罐(17)，干气系统（18)组成； 所述甲醇原料栗（1)出口 一路通过甲醇引射器（2)与主引射器(3)连接，另一路经换热 系统（10)连接预引射器(5);预反应器(4)的入口端连接预引射器(5)，出口端一路返回预引 射器(5)，另一路连接主引射器(3)的入口；主反应器(6)的出口分为两路，一路返回甲醇引 射器(2)，另一路通过后引射器(8)与后反应器(9)连接；后反应器(9)的出口经过换热系统 (10) 与油水气分离系统（12)连接;油水气分离系统（12)出口分三路，水相连接水处理系统 (11) ，干气被轻烃引射器(7)引射回后引射器(8)，另一部分干气经过干气系统（18)发电供 热或外送，液相油经升压栗（13)与脱轻烃塔（14)连接，脱轻烃塔（14)塔顶连接轻烃引射器 (7)，脱轻烃塔（14)塔底连接脱重烃塔（15)，脱重烃塔（15)塔顶连接产品汽油储罐（17)，塔 底连接重烃缓冲罐(16)。2. 一种甲醇制烃的工艺方法，包括下列步骤： (1) 预反应阶段:预反应系统包括预引射器、预反应器，来自换热系统的甲醇蒸汽作为 预引射器的工作流体，引射预反应器出口的部分产物，循环回预反应器，在预反应器内发生 醚化反应后的产物一部分被预引射器循环回预反应器入口，与甲醇蒸汽混合使甲醇蒸汽过 热到反应温度进入醚化反应器，另一部分产物先作为主引射器的工作流体，后进入主反应 系统； (2) 主反应阶段:主反应系统由主引射器、主反应器、甲醇引射器组成；甲醇引射器的工 作流体是来自原料甲醇栗，甲醇引射器引射主反应器出口的部分产物，进入主引射器，后循 环回主反应器，主反应阶段发生二甲醚和甲醇生成低碳烯烃和水的反应，部分低碳烯烃聚 合和芳构化等反应； (3) 后反应阶段：后反应系统包括后引射器、后反应器、轻烃引射器、换热系统、油水气 分离系统、水处理系统、升压栗、脱轻烃塔、脱重烃塔、产品汽油罐、重烃缓冲罐、干气系统； 采用后反应器进一步完成芳构化，芳烃歧化、烷基化，叠合等过程。3. 根据权利要求2所述的甲醇制烃的工艺方法，其特征在于，预反应系统的反应温度为 160-420°C，反应空速为l_70h- 1，反应压力为0 · 2-3 · OMPa，循环比为0 · 1-3; 主反应系统的反应温度为160-420°C，反应空速为WOlT1，反应压力为0.2-3. OMPa，循 环比为2-20; 后反应系统的反应温度为160-420°C，反应空速为0. δ-ΙΟΙΓ1，反应压力为0.2-3. OMPa， 循环比为1-20。4. 根据权利要求3所述的甲醇制烃的工艺方法，其特征在于： 预反应系统的反应温度为260-320°C，反应空速为1.25-31Γ1，反应压力为1.5-2.6MPa， 循环比为0.5-1.5; 主反应系统的反应温度为260-350°C，反应空速为2-10h-1，反应压力为1.2-2.4MPa，循 环比为3-6; 后反应系统的反应温度为300-400 °C，反应空速为1-21Γ1，反应压力为1.2-2.2MPa，循环 比为3-5。5.根据权利要求2所述的甲醇制烃的工艺方法，其特征在于，所述后反应器的出口产物 经过换热系统降温，进入油水气分离系统，将含有的C3以上的组分液化分离，用升压栗使其 增压后进入脱轻烃塔，塔顶组分C3-C4经过轻烃引射器循环回后反应系统，重组分进入脱重 烃塔，塔顶为汽油组分，进入产品汽油罐，含有均四甲苯的重汽油组分中的ClO及以上重芳 烃组分通过轻烃引射器循环回后反应系统，与新生成的低碳烯烃、轻芳烃等混合后发生歧 化、裂解等反应生成C9及以下轻芳烃，成为沸点、凝点合格且辛烷值高的汽油组分，重汽油 组分中的低辛烷值C9以上烷烃组分发生裂解反应生成较高辛烷值的C9以下烃成为合格汽 油组分，不断循环从而实现不副产重汽油组分。
【文档编号】C10G3/00GK105885912SQ201610438258
【公开日】2016年8月24日
【申请日】2016年6月20日
【发明人】马延春
【申请人】马延春