本发明涉及一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法。
背景技术：
：丙烯是仅次于乙烯的第二大石化基础原料，其最大用途是生产聚丙烯。目前95％以上的丙烯来自石化厂蒸汽热裂解装置生产乙烯的副产品及炼油厂fcc装置的副产品，然而由于世界石油供应的不稳定性和我国石油资源的缺乏，发展石油化工所需的重要原料丙烯的来源受到了极大的限制，开发甲醇制丙烯(mtp)工艺，不仅有利于实现煤的高效利用，还可以缓解国内丙烯供应紧张的局势。mtp工艺除生产丙烯产品外，还副产少量的液化气和大量的液态烃。mtp工艺副产的液态烃，即：副产汽油中含有苯、二甲苯等芳烃组分，辛烷值高，可作为燃料使用，目前的处理方式是作为调和汽油组分外卖，由此副产汽油的附加值较低。在对mtp工艺副产汽油组分进一步分析的基础上，进行高附加值综合利用研究表明：mtp工艺副产汽油进行分离精制加工后，制备高纯度对二甲苯副产品具有极大的增值潜力。目前，全国已经建成、正在建设以及计划建设的mtp装置，生产规模合计约1000万吨/年甲醇，其副产汽油约80万吨/年，综合利用意义重大。随着mtp工艺的迅速发展，寻求mtp工艺副产汽油的加工利用途径、提升mtp工艺副产汽油的价值迫在眉睫。专利申请号为cn201110356475.0利用甲醇制丙烯副产物乙烯气制备乙苯的工艺方法，涉及了一种mtp工艺过程中副产的不纯乙烯气为原料，与苯制取乙苯的工艺方法。由此，拓宽了mtp副产物的利用渠道，省去了乙烯精制所需要的冷冻设备和能耗。专利申请号为cn201410062646.2一种甲醇制丙烯副产物加工工艺方法，涉及了一种将汽油芳构化、液化气芳构化技术进行组合，有效将mtp工艺副产物转化为芳烃的工艺过程。由此，能够提高液态烃副产物的芳烃实际增率。专利申请号为cn201511025099.1一种mtp装置及其新型分离工艺，涉及了一种mtp工艺反应气通过预急冷、增压、油吸收、精馏分离等步骤在脱己烷塔塔釜、丙烯塔塔顶、乙烯塔釜塔顶分别获得汽油副产品、聚合级丙烯产品、乙烯副产品的新型分离工艺。由此，新型分离工艺有效地优化工艺流程，降低系统能耗，减少管道腐蚀，降低投资成本。现有技术中，专利申请号cn201110356475.0仅仅回收利用副产的不纯乙烯气，没有回收利用液态烃副产物的方法。专利申请号cn201410062646.2对于mtp工艺副产物的复杂性、多样性，采用单一的芳构化技术处理方法不能使其所有副产物得到有效利用，也无法适应mtp工艺副产物包含多种组合配比变化条件下进行综合利用的需要，而且液态烃副产物的加工成本较高。专利申请号cn201511025099.1只涉及mtp工艺装置获得丙烯产品的分离过程，没有提到液态烃副产品综合利用的方法。由此，现有技术对于mtp工艺装置的副产汽油，存在综合利用率低，产品附加值低，加工成本高等问题。技术实现要素：本发明所要解决的技术问题是现有技术中mtp副产汽油综合利用率低、工程投资较高、能耗较高的问题，提供一种新的甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法。该方法具有mtp副产汽油综合利用率高、工程投资较低、能耗较低的优点。为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，mtp副产汽油首先经过汽油加氢单元得到加氢汽油，然后加氢汽油进入芳烃抽提单元，得到的非芳烃抽余油进入变压吸附分离单元得到正构烷烃、异构烷烃，芳烃抽提单元得到的芳烃进入移动床吸附分离单元，得到抽余芳烃和对二甲苯；其中，汽油加氢单元包括mtp副产汽油预处理系统、一段加氢系统、二段加氢系统、加氢汽油稳定系统；芳烃抽提单元采用萃取精馏工艺，包括芳烃与非芳烃分离系统、芳烃分离系统、溶剂再生系统、芳烃精制系统；变压吸附分离单元包括正构烷烃与异构烷烃吸附系统、正构烷烃与异构烷烃解吸系统、烷烃精制系统；移动床吸附分离单元包括对二甲苯吸附系统、对二甲苯解吸系统、对二甲苯精制系统。上述技术方案中，优选地，汽油加氢单元采用氧化铝为载体的含氧化镍质量分数为16～22％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.2～3.2mpa，入口温度为60～105℃，液体体积空速为2.2～3.6h-1，氢油体积比为150～250。上述技术方案中，优选地，芳烃抽提单元中采用的萃取精馏塔操作表压为0.10～0.16mpa，塔顶操作温度为85～110℃，塔釜操作温度为160～175℃，溶剂比为3.0～5.0，回流比为0.15～0.55；所述溶剂为n-甲基吡咯烷酮(nmp)或n-甲酰基吗啉(nfm)或n-乙酰基吗啉(nam)。上述技术方案中，优选地，变压吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为0.8～1.8mpa，吸附温度为120～220℃，吸附剂为5a分子筛或6a分子筛；解吸塔解吸表压为0.1～0.2mpa，解吸温度为240～280℃。上述技术方案中，优选地，移动床吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为2.2～2.6mpa，吸附温度为100～140℃，吸附剂为bax型沸石；解吸塔解吸表压为1.4～1.8mpa，解吸温度为180～220℃。本发明技术路线特点：1)汽油加氢：采用先进、高效的国产化加氢催化剂进行二段加氢反应的工艺技术，该工艺具有工艺流程先进、加氢反应过程稳定、催化剂再生容易等优点；2)芳烃抽提：采用绿色、先进的萃取溶剂进行萃取精馏的工艺技术，该工艺具有工艺流程简单、设备工程投资低、溶剂毒害性小、三废排放量少等优点；3)变压吸附分离：采用先进、节能的吸附分离工艺技术，该工艺路线具有流程简捷、吸附剂无磨损，公用工程消耗少、综合能耗低等优点；4)移动床吸附分离：采用高效、先进的吸附分离工艺技术，该工艺路线具有可控制性好、设备利用率高、分离效率高等优点；5)对加氢反应系统、芳烃抽提系统和吸附分离系统进行优化组合，以达到工程投资费用和操作运行费用最低的目的。本发明涉及一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，根据mtp工艺副产汽油中的烷烃与烯烃以及芳烃的多种组合配比变化情况，采用汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离进行加工处理，得到正构烷烃、异构烷烃、对二甲苯、抽余芳烃等主要产品。产品收率>99％，产品纯度>98％，工程投资下降10％以上，综合能耗降低5％以上，取得了较好的技术效果。附图说明图1为本发明所述方法的流程示意图。图1中，1、汽油加氢单元；2、芳烃抽提单元；3、变压吸附分离单元；4、移动床吸附分离单元；5、mtp副产汽油；6、加氢汽油；7、非芳烃抽余油；8、芳烃；9、正构烷烃；10、异构烷烃；11、抽余芳烃；12、对二甲苯。下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。具体实施方式【实施例1】本发明工艺流程框图如图1所示。mtp副产汽油经过汽油加氢(1)、芳烃抽提(2)、变压吸附分离(3)、移动床吸附分离(4)进行加工处理，得到正构烷烃(9)、异构烷烃(10)、抽余芳烃(11)、对二甲苯(12)等基本有机化工原料。以生产能力180万吨/年甲醇制丙烯mtp装置为例，副产15.95万吨/年汽油，其组分配比如下：组分名称正构烷烃异构烷烃单烯烃二烯烃对二甲苯抽余芳烃小计含量(wt％)44.5229.720.7514.9810.03100.001)首先采用汽油加氢技术，通过mtp副产汽油的预处理系统，一段加氢系统，二段加氢系统，加氢汽油稳定系统，将包含单烯烃二烯烃的mtp工艺装置副产汽油加氢处理为饱和烷烃的加氢汽油；采用氧化铝为载体的含氧化镍18％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.6mpa，入口温度为82℃，液体体积空速为2.8h-1，氢油体积比为195。2)其次采用芳烃抽提技术，通过mtp加氢汽油的芳烃与非芳烃分离系统，芳烃分离系统，溶剂再生系统，芳烃精制系统，将mtp工艺装置加氢汽油中的芳烃与非芳烃抽余油进行分离；萃取精馏塔操作表压为0.12mpa，塔顶操作温度为96℃，塔釜操作温度为166℃，溶剂比为3.7，回流比为0.33，溶剂为n-甲基吡咯烷酮(nmp)。3)然后采用变压吸附分离技术，通过mtp非芳烃抽余油的正构烷烃、异构烷烃吸附系统，正构烷烃、异构烷烃解吸系统，烷烃精制系统，将mtp工艺装置非芳烃抽余油中的正构烷烃、异构烷烃进行分离；吸附塔吸附表压为1.2mpa，吸附温度为162℃，吸附剂为5a分子筛；解吸塔解吸表压为0.13mpa，解吸温度为256℃。4)最后采用移动床吸附分离技术，通过mtp芳烃的对二甲苯吸附系统，对二甲苯解吸系统，对二甲苯精制系统，将mtp工艺装置芳烃中的对二甲苯分离出来；吸附塔吸附表压为2.3mpa，吸附温度为117℃，吸附剂为bax型沸石；解吸塔解吸表压为1.5mpa，解吸温度为195℃。由此，mtp副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：组分名称正构烷烃异构烷烃对二甲苯抽余芳烃合计产量(万吨/年)7.174.792.391.6015.95产品收率99.1％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.1％，综合能耗降低5.2％。【实施例2】按照实施例1所述的条件和步骤，但生产能力扩大为360万吨/年的甲醇制丙烯mtp装置，副产31.90万吨/年汽油，采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：组分名称正构烷烃异构烷烃对二甲苯抽余芳烃合计产量(万吨/年)14.349.584.783.2031.90产品收率99.3％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.4％，综合能耗降低5.3％。【实施例3】按照实施例1所述的条件和步骤，生产能力仍然为180万吨/年甲醇制丙烯mtp装置为例，副产16.07万吨/年汽油，但组分配比变化如下：组分名称正构烷烃异构烷烃单烯烃二烯烃对二甲苯抽余芳烃小计含量(wt％)40.6432.230.5117.878.75100.00首先采用汽油加氢技术，采用氧化铝为载体的含氧化镍16％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.2mpa，入口温度为60℃，液体体积空速为2.2h-1，氢油体积比为150。其次采用芳烃抽提技术，萃取精馏塔操作表压为0.10mpa，塔顶操作温度为85℃，塔釜操作温度为160℃，溶剂比为3.0，回流比为0.15，溶剂为n-甲酰基吗啉(nfm)。然后采用变压吸附分离技术，吸附塔吸附表压为0.8mpa，吸附温度为120℃，吸附剂为5a分子筛；解吸塔解吸表压为0.10mpa，解吸温度为240℃。最后采用移动床吸附分离技术，吸附塔吸附表压为2.2mpa，吸附温度为100℃，吸附剂为bax型沸石；解吸塔解吸表压为1.4mpa，解吸温度为180℃。由此，mtp副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：组分名称正构烷烃异构烷烃对二甲苯抽余芳烃合计产量(万吨/年)6.585.212.871.4116.07产品收率99.1％，产品纯度98.1％，工程投资下降10.2％，综合能耗降低5.1％。【实施例4】按照实施例1所述的条件和步骤，生产能力仍然为180万吨/年甲醇制丙烯mtp装置为例，副产15.90万吨/年汽油，但组分配比变化如下：首先采用汽油加氢技术，采用氧化铝为载体的含氧化镍22％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为3.2mpa，入口温度为105℃，液体体积空速为3.6h-1，氢油体积比为250。其次采用芳烃抽提技术，萃取精馏塔操作表压为0.16mpa，塔顶操作温度为110℃，塔釜操作温度为175℃，溶剂比为5.0，回流比为0.55，溶剂为n-乙酰基吗啉(nam)。然后采用变压吸附分离技术，吸附塔吸附表压为1.8mpa，吸附温度为220℃，吸附剂为6a分子筛；解吸塔解吸表压为0.20mpa，解吸温度为280℃。最后采用移动床吸附分离技术，吸附塔吸附表压为2.6mpa，吸附温度为140℃，吸附剂为bax型沸石；解吸塔解吸表压为1.8mpa，解吸温度为220℃。由此，mtp副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：组分名称正构烷烃异构烷烃对二甲苯抽余芳烃合计产量(万吨/年)7.784.151.902.0715.90产品收率99.1％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.1％，综合能耗降低5.1％。当前第1页12