一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種用于生產(chǎn)苯的工藝，以煤層氣為原料，經(jīng)過PSA提純得到甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯。本發(fā)明與現(xiàn)有以天然氣為原料生產(chǎn)苯的技術(shù)相比，經(jīng)濟(jì)效應(yīng)十分顯著：該工藝以煤層氣為原料，擴(kuò)大了原料來源并極大地降低了成本；該工藝經(jīng)過提純處理，增加了甲烷氣的純度可直接芳構(gòu)化；該工藝中循環(huán)流化床的應(yīng)用，使芳構(gòu)化過程工藝簡單，制備方便，容易操作，環(huán)保無污染；本發(fā)明制得的高純度苯可以滿足做化工原料的要求，同時(shí)打破了煤層氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創(chuàng)了新的途徑。
【專利說明】一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于一種生產(chǎn)苯的工藝，具體地說涉及一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯的工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]煤層氣是一種以甲烷為主，含有少量氮?dú)狻⒍趸己脱鯕獾鹊亩喾N氣體混合物，是主要存在于煤礦的伴生氣體，屬于非常規(guī)天然氣。在采煤之前如果先開采煤層氣，既可以避免煤礦瓦斯爆炸，又可以獲取潔凈的能源和優(yōu)質(zhì)的化工原料。
[0003]我國煤層氣資源豐富，可采資源量約10萬億立方米，目前，由于沒有找到合理的利用手段，未能充分利用，大部分煤層氣最終還是排入大氣中，浪費(fèi)了資源，污染了環(huán)境。
[0004]隨著世界對(duì)清潔能源的需求量日益增加，煤層氣開采和利用受到了世界各國的廣泛關(guān)注。目前為止已經(jīng)有很多關(guān)于煤層氣綜合利用的方法。
[0005]1，專利CN200510022208.4公開了一種用煤層氣制備氫氣的方法，該方法將煤層氣中加入適當(dāng)?shù)乃魵猓诖呋瘎┳饔孟?，利用煤層氣中的可燃?xì)怏w和氧的反應(yīng)熱，使甲烷和水蒸氣發(fā)生轉(zhuǎn)化反應(yīng)，生成富含氫的混合氣，再通過變壓吸附得到高純度氫氣產(chǎn)品。
[0006]2，專利CN200510073346.5公開了一種利用水合物進(jìn)行煤層氣富集和儲(chǔ)運(yùn)的方法，該方法是利用甲烷與其它組分在氣相和水合物相分配系數(shù)的差別，通過控制水合物的生成條件使甲烷在水合 物相富集，得到純度為90%以上的甲烷氣體。
[0007]3，專利CN200810231646.5公開了一種以煤層氣為原料制取清潔燃料油的方法，該方法中，煤層氣中的甲烷經(jīng)過非催化部分氧化工藝轉(zhuǎn)化為氫氣和一氧化碳，凈化后，再經(jīng)費(fèi)托合成工序得到合成燃料油。
[0008]但這些方法僅僅是將煤層氣從一種燃料轉(zhuǎn)變成另一種燃料，經(jīng)濟(jì)上并沒有太大優(yōu)勢。目前，還沒有關(guān)于將煤層氣轉(zhuǎn)化成化工原料的專利及論文發(fā)表。
[0009]苯是一種應(yīng)用極為廣泛的化工原料，其市場需求逐年增加，產(chǎn)品附加值極高。
[0010]苯的現(xiàn)有生產(chǎn)方法有以下兩種:
[0011]1，原油煉制產(chǎn)品之一是苯，占世界現(xiàn)有苯產(chǎn)品的90%以上；
[0012]2，從焦?fàn)t煤氣冷凝過程中可以得到粗苯，經(jīng)粗苯加氫處理得到苯。
[0013]本發(fā)明提供了一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，為苯的生產(chǎn)提供了一個(gè)新的方法。同時(shí)，本發(fā)明改變了煤層氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創(chuàng)了新的途徑，大大增加了煤層氣的附加價(jià)值。

【發(fā)明內(nèi)容】
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[0014]本發(fā)明的目的是提供一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯的工藝。
[0015]為實(shí)現(xiàn)上述目的，本發(fā)明通過以下技術(shù)方案實(shí)現(xiàn):
[0016]一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯的工藝。
[0017]首先，通過變壓吸附(PSA)法將作為原料的煤層氣中的甲烷進(jìn)行提純，得到甲烷氣；其次，將得到的甲烷氣經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理后得到苯。
[0018]在本發(fā)明中，用于生產(chǎn)苯的工藝包括提純系統(tǒng)和循環(huán)流化床芳構(gòu)化系統(tǒng)，如圖1所示。
[0019]在提純系統(tǒng)中，所述的提純系統(tǒng)為變壓吸附(PSA)裝置，采用四塔循環(huán)方式，流程為高壓吸附、逆向減壓吹洗。每一吸附塔經(jīng)過高壓吸附、均壓降壓、逆放、均壓升壓等過程將甲烷氣吸附下來。吸附劑采用碳分子篩和活性炭纖維。操作壓力范圍為0.1-1.0Mpa0得到的甲烷氣中的甲烷含量在95%以上。
[0020]在循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中，采用雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進(jìn)行芳構(gòu)化處理，如圖2所示。該反應(yīng)裝置主要由反應(yīng)塔、催化劑再生塔、旋風(fēng)分離器和苯分離裝置構(gòu)成。反應(yīng)塔底部有進(jìn)氣管，下部直接連接來自再生塔的溢流管，頂部有催化劑提升管，催化劑提升管頂部直接連接旋風(fēng)分離器的進(jìn)口。催化劑再生塔底部有進(jìn)氣管，下部有溢流管直接連接到反應(yīng)塔下部的催化劑床層，頂部有再生塔生成氣出口。旋風(fēng)分離器的固體離子回收部直接連接再生塔頂部， 而氣體出口直接連接到苯分離裝置。苯分離裝置由苯分離塔和變壓吸附(PSA)裝置構(gòu)成。
[0021]將上述甲烷氣通入雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置中的反應(yīng)塔中，在鑰分子篩催化劑作用下，進(jìn)行芳構(gòu)化處理。經(jīng)芳構(gòu)化處理后的反應(yīng)生成氣體及部分催化劑顆粒經(jīng)提升管帶入旋風(fēng)分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風(fēng)分離器頂部出口進(jìn)入苯分離裝置中。該氣體經(jīng)苯分離塔分離后，得到產(chǎn)品苯及副產(chǎn)品萘等；再經(jīng)PSA裝置分離后得到產(chǎn)品氫氣和甲烷氣。得到的甲烷氣打循環(huán)進(jìn)入反應(yīng)塔，循環(huán)比為4。經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒，在催化劑再生塔中經(jīng)過再生后通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中循環(huán)使用。反應(yīng)塔進(jìn)口溫度為500-700°C，出口溫度為700-850°C，操作壓力為0.1-0.6MPa ;旋風(fēng)分離器中溫度為650_850°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進(jìn)口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C，經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為600-800°C，通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為700-850°C。苯收率為15%，氫氣收率為70% ;苯的純度為99.5%，氫氣的純度為99.5%。催化劑再生塔進(jìn)口的再生用氣為氫氣，再生塔出口的氣體為氫氣和甲烷的混和氣，該混合氣經(jīng)PSA提純裝置分離后分別打回系統(tǒng)循環(huán)使用。
[0022]本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比較，具有以下優(yōu)點(diǎn):
[0023]I)通過本發(fā)明可以直接以煤層氣為原料生產(chǎn)苯，本發(fā)明制得的高純度苯可以滿足做化工原料的要求，為苯的生產(chǎn)提供了一個(gè)新的方法；同時(shí)打破了煤層氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創(chuàng)了新的途徑。
[0024]2)本發(fā)明與傳統(tǒng)工藝相比，將甲烷在無氧條件下直接芳構(gòu)化成苯，并副產(chǎn)萘等含碳廣品，碳的總收率可達(dá)95%以上。
[0025]3)副產(chǎn)制得的氫氣進(jìn)一步提高了本工藝的效益。
[0026]4)本工藝的芳構(gòu)化反應(yīng)在無氧條件下操作,無廢氣CO2排放,對(duì)改善環(huán)境有貢獻(xiàn)。
[0027]5)工藝簡單，制備方便，容易操作，環(huán)保無污染。
[0028]本發(fā)明的工藝流程圖如下:[0029]圖1為本發(fā)明的以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝流程圖；
[0030]圖2為本發(fā)明的以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的雙塔循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)工藝流程圖，主要設(shè)備有反應(yīng)塔、催化劑再生塔、旋風(fēng)分離器和苯分離裝置。
[0031]實(shí)施例1
[0032]如圖1所示，將原料煤層氣以50m3N/h的進(jìn)氣量通入提純系統(tǒng)中，經(jīng)四塔循環(huán)方式將甲烷氣吸附下來。操作壓力范圍為0.1-0.8Mpa。其中，甲烷氣產(chǎn)量為40m3N/h，甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲(chǔ)罐。從甲烷氣儲(chǔ)罐來的甲烷氣以30m3N/h的進(jìn)氣量通入循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中的反應(yīng)塔底部進(jìn)氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進(jìn)行芳構(gòu)化處理。經(jīng)芳構(gòu)化處理后的反應(yīng)生成氣體及部分催化劑顆粒經(jīng)提升管帶入旋風(fēng)分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風(fēng)分離器頂部出口進(jìn)入苯分離裝置。該氣體經(jīng)苯分離塔分離后，得到產(chǎn)品苯及副產(chǎn)品萘等。從苯分離塔出來的氣體再經(jīng)PSA裝置分離后得到產(chǎn)品氫氣和未反應(yīng)甲烷氣。單程甲烷轉(zhuǎn)化率為25%，苯的產(chǎn)量為3.0千克/h，純度為99.5% ;氫氣的產(chǎn)量為9.5m3N/h，純度為99.5%。未反應(yīng)甲烷氣打循環(huán)進(jìn)入反應(yīng)塔，循環(huán)比為4。反應(yīng)塔進(jìn)口溫度為600°C，反應(yīng)塔催化劑床溫度為800°C，出口溫度為800°C，操作壓力為0.2MPa ;旋風(fēng)分離器中溫度為780°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進(jìn)口溫度為600°C，再生塔催化劑床溫度為820°C，再生塔出口溫度為820°C。經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為750°C，通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為810°C。
[0033]實(shí)施例2
[0034]如圖1所示， 將原料煤層氣以50m3N/h的進(jìn)氣量通入提純系統(tǒng)中，經(jīng)四塔循環(huán)方式將甲烷氣吸附下來。操作壓力范圍為0.1-0.8Mpa。其中，甲烷氣產(chǎn)量為40m3N/h，甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲(chǔ)罐。從甲烷氣儲(chǔ)罐來的甲烷氣以30m3N/h的進(jìn)氣量通入循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中的反應(yīng)塔底部進(jìn)氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進(jìn)行芳構(gòu)化處理。經(jīng)芳構(gòu)化處理后的反應(yīng)生成氣體及部分催化劑顆粒經(jīng)提升管帶入旋風(fēng)分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風(fēng)分離器頂部出口進(jìn)入苯分離裝置。該氣體經(jīng)苯分離塔分離后，得到產(chǎn)品苯及副產(chǎn)品萘等。從苯分離塔出來的氣體再經(jīng)PSA裝置分離后得到產(chǎn)品氫氣和未反應(yīng)甲烷氣。單程甲烷轉(zhuǎn)化率為22%，苯的產(chǎn)量為2.9千克/h，純度為99.5% ;氫氣的產(chǎn)量為9.0m3N/h，純度為99.5%。未反應(yīng)甲烷氣打循環(huán)進(jìn)入反應(yīng)塔，循環(huán)比為4。反應(yīng)塔進(jìn)口溫度為650°C，反應(yīng)塔催化劑床溫度為820°C，出口溫度為820°C，操作壓力為0.3MPa ;旋風(fēng)分離器中溫度為810°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進(jìn)口溫度為650°C，再生塔催化劑床溫度為840°C，再生塔出口溫度為840°C。經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為800°C，通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為820°C。
【權(quán)利要求】
1.一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于包括如下步驟: (1)以煤層氣為原料，通過提純系統(tǒng)處理，獲得高純度甲烷氣； (2)將上述甲烷氣送入雙塔循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)，經(jīng)過芳構(gòu)化裝置處理得到苯。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的提純系統(tǒng)中，采用四塔循環(huán)變壓吸附(PSA)裝置進(jìn)行吸附處理；其操作步驟為:流程為高壓吸附、逆向減壓吹洗，每一吸附塔經(jīng)過高壓吸附、均壓降壓、逆放、均壓升壓等過程將甲烷氣吸附下來；其操作條件為:操作壓力范圍為0.1-1.0Mpa ;吸附劑采用碳分子篩和活性炭纖維，提純后甲烷氣中的甲烷含量在95%以上。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中，采用雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進(jìn)行芳構(gòu)化處理；該反應(yīng)裝置主要由反應(yīng)塔、催化劑再生塔、旋風(fēng)分離器和苯分離裝置構(gòu)成:(I)反應(yīng)塔底部有進(jìn)氣管，下部直接連接來自再生塔的溢流管，頂部有催化劑提升管，催化劑提升管頂部直接連接旋風(fēng)分離器的進(jìn)口 ；(2)催化劑再生塔底部有進(jìn)氣管，下部有溢流管直接連接到反應(yīng)塔下部的催化劑床層，頂部有再生塔生成氣出口 ；(3)旋風(fēng)分離器的固體離子回收部直接連接再生塔頂部，而氣體出口直接連接到苯分離裝置；(4)苯分離裝置由苯分離塔和變壓吸附(PSA)裝置構(gòu)成。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進(jìn)行芳構(gòu)化處理時(shí)，包括如下步驟:(I)甲烷氣通入雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置中的反應(yīng)塔中，在鑰分子篩催化劑作用下，進(jìn)行芳構(gòu)化處理；(2)經(jīng)芳構(gòu)化處理后的反應(yīng)生成氣體及部分催化劑顆粒經(jīng)提升管帶入旋風(fēng)分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入催化劑 再生塔，氣體經(jīng)旋風(fēng)分離器頂部出口進(jìn)入苯分離裝置中；(3)該氣體經(jīng)苯分離塔分離后，得到產(chǎn)品苯及副產(chǎn)品萘等，再經(jīng)PSA裝置分離后得到產(chǎn)品氫氣和甲烷氣，得到的甲烷氣打循環(huán)進(jìn)入反應(yīng)塔，循環(huán)比為4 ;(4)經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒，在催化劑再生塔中經(jīng)過再生后通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中循環(huán)使用。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進(jìn)行芳構(gòu)化處理時(shí)，包括如下操作條件:(I)反應(yīng)塔進(jìn)口溫度為500-700°C，出口溫度為700-850°C，操作壓力為0.1-0.6IMPa ； (2)旋風(fēng)分離器中溫度為650-8500C ；(3)催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進(jìn)口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C； (4)經(jīng)過旋風(fēng)分離器分離后進(jìn)入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為600-800°C，通過溢流管進(jìn)入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為700-850°C。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進(jìn)行芳構(gòu)化處理時(shí)，催化劑再生塔進(jìn)口的再生用氣為氫氣，催化劑再生塔出口的氣體為氫氣和甲烷的混和氣，該混合氣經(jīng)PSA提純裝置分離后分別打回系統(tǒng)循環(huán)使用。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的產(chǎn)品苯的收率為15%，苯的純度為99.5%，產(chǎn)品氫氣的純度為99.5%。
8.權(quán)利要求2-6任一項(xiàng)所述的方法制備得到的苯。
【文檔編號(hào)】C01B3/56GK104030879SQ201410249485
【公開日】2014年9月10日 申請(qǐng)日期:2014年6月9日 優(yōu)先權(quán)日:2014年6月9日
【發(fā)明者】沈建立 申請(qǐng)人:沈建立