一種以焦爐煤氣為原料生產(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，以焦爐煤氣為原料，經(jīng)過煤氣凈化系統(tǒng)處理的原料焦爐煤氣，通過PSA提純得到的甲烷氣與通過甲烷化過程得到的甲烷氣，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)濟效應(yīng)十分顯著：該工藝以焦爐煤氣為原料，擴大了原料來源并極大地降低了成本；該工藝經(jīng)過兩次提純處理，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，同時打破了焦爐煤氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為焦爐煤氣作為化工原料的利用開創(chuàng)了新的途徑。
【專利說明】一種以焦爐煤氣為原料生產(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焦爐煤氣為原料，通過PSA提純得到的甲烷氣與通過甲烷化過程得到的甲烷氣，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]煤在煉焦過程中，會產(chǎn)生大量的焦爐煤氣，以年產(chǎn)2億噸焦炭計算，可副產(chǎn)900億m3焦爐煤氣，除部分煤氣供焦爐自身的加熱、城市煤氣和發(fā)電外，還有約290億m3富余煤氣。出于安全生產(chǎn)的考慮這些富余煤氣的大部分都經(jīng)燃燒后排放到大氣中，既污染環(huán)境又浪費。同時，由于焦爐煤氣含氫量高達55%~60%,甲燒含量也在23%~27%,提供了優(yōu)質(zhì)的碳、氫資源，目前為止已經(jīng)有很多關(guān)于焦爐煤氣綜合利用的方法。
[0003]1，專利CN101280235A公開了一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)液化天然氣的方法，該方法將焦爐煤氣首先經(jīng)預(yù)處理，使其所含的焦油、萘、苯等雜質(zhì)得到深度凈化，再經(jīng)壓縮和脫硫后進行甲烷化反應(yīng)，再通過深冷分離過程得到甲烷含量85%以上的液化天然氣產(chǎn)品，其余不凝氣體通過PSA分離技術(shù)得到純度為99%以上的氫氣，剩余的解吸氣可作為人工燃氣。
[0004]2，專利CN101100622A公開了一種利用焦爐煤氣的氫資源生產(chǎn)合成天然氣的方法，該方法將焦爐煤氣經(jīng)常規(guī)凈化脫焦油、粗脫硫、脫氨、脫苯及脫萘后，壓縮至 0.5-5.0MPa,再通過精脫硫工藝，除去焦爐煤氣中的硫化物等雜質(zhì)；對精脫硫處理后的焦爐煤氣進行補碳，在催化劑作用下進行甲烷化反應(yīng)，得到以甲烷為主的氣體混合物。
[0005]3，專利CN101391935A公開了一種利用焦爐煤氣合成甲烷的方法，該方法通過凈化脫除雜質(zhì)、壓縮換熱及加入水蒸氣、一段甲烷化反應(yīng)、二段甲烷化反應(yīng)、三段甲烷化反應(yīng)、PSA分離甲烷等主要步驟，得到甲烷濃度90%以上的產(chǎn)品氣。
[0006]但這些方法僅僅是將焦爐煤氣從一種燃料轉(zhuǎn)變成另一種燃料，經(jīng)濟上并沒有太大優(yōu)勢。目前，還沒有關(guān)于將焦爐煤氣轉(zhuǎn)化成化工原料的專利及論文發(fā)表。
[0007]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。
[0008]苯的現(xiàn)有生產(chǎn)方法有以下兩種:
[0009]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；
[0010]2，從焦爐煤氣冷凝過程中可以得到粗苯，經(jīng)粗苯加氫處理得到苯。
[0011]本發(fā)明提供了一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，為苯的生產(chǎn)提供了一個新的方法。同時，本發(fā)明改變了焦爐煤氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為焦爐煤氣作為化工原料的利用開創(chuàng)了新的途徑，大大增加了焦爐煤氣的附加價值。

【發(fā)明內(nèi)容】
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[0012]本發(fā)明的目的是提供一種以焦爐煤氣為原料，通過PSA提純得到的甲烷氣與通過甲烷化過程得到的甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯的工藝。[0013]為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明通過以下技術(shù)方案實現(xiàn):
[0014]一種以焦爐煤氣為原料，通過PSA提純得到的甲烷氣與通過甲烷化過程得到的甲烷氣，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理得到苯的工藝。
[0015]首先，將作為原料的焦爐煤氣通過凈化處理，脫除雜質(zhì)并經(jīng)過干法深度脫硫，獲得凈化后焦爐煤氣；其次，通過變壓吸附(PSA)法將凈化后焦爐煤氣中的甲烷氣進行提純，得到一部分甲烷氣，提純后剩余焦爐煤氣經(jīng)過催化重整甲烷化過程取得另一部分甲烷氣；再將提純后得到的甲烷氣和經(jīng)過催化重整甲烷化過程得到的甲烷氣混合，經(jīng)過循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理后得到苯。
[0016]在本發(fā)明中，用于生產(chǎn)苯的工藝包括凈化系統(tǒng)、提純系統(tǒng)、催化重整甲烷化系統(tǒng)和循環(huán)流化床芳構(gòu)化系統(tǒng)，如圖1所示。
[0017]在凈化系統(tǒng)中，焦爐煤氣經(jīng)過常規(guī)凈化脫除焦油、脫氨、脫苯和脫萘后，再經(jīng)過粗脫硫后進入精脫硫工序。采用干法脫硫?qū)範t煤氣進行深度凈化脫硫，采用的工藝包括:氧化鐵脫硫、氧化鋅脫硫、分子篩脫硫等。凈化后的焦爐煤氣中硫含量小于0.lppm。
[0018]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.l-1.0Mpa。其中，凈化后的焦爐煤氣經(jīng)過第一個提純系統(tǒng)提純后，得到的甲烷氣送入甲烷氣儲罐，含有C0、C02和H2的提純后剩余焦爐煤氣送入催化重整甲烷化系統(tǒng)中；催化重整甲烷化系統(tǒng)出來的氣體送入第二個提純系統(tǒng)進行提純，得到的甲烷氣送入甲烷氣儲罐，得到的氫氣送入氫氣儲罐。作為中間產(chǎn)品的甲烷氣中的甲烷含量在95 %以上。
[0019]在催化重整甲烷化系統(tǒng)中，所述的催化重整甲烷化裝置，采用單一列管式固定床反應(yīng)器。將上述焦爐煤氣經(jīng)過第一個提純系統(tǒng)提純后得到的含有CO、CO2和H2的提純后剩余焦爐煤氣通入甲烷化反應(yīng)器中，在N1-AL2O3催化體系作用下，進行甲烷化反應(yīng)；甲烷化反應(yīng)器入口溫度約為250°C，經(jīng)換熱器后的出口溫度約為450°C，反應(yīng)器溫度為360-600°C，壓力為0.1-0.15MPa，循環(huán)比為2 ;反應(yīng)后，CO轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達100%，CO2轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達99%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、旋風分離器和苯分離裝置構(gòu)成。反應(yīng)塔底部有進氣管，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分離器的進口。催化劑再生塔底部有進氣管，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]將上述甲烷氣儲罐中的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)提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置中。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)進入反應(yīng)塔，循環(huán)比為5。經(jīng)過旋風分離器分離后進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入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中循環(huán)使用。反應(yīng)塔進口溫度為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口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C，經(jīng)過旋風分離器分離后進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%。再生塔進口氣為氫氣，再生塔出口氣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:
[0023]I)通過本發(fā)明可以直接以焦爐煤氣為原料生產(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)提供了一個新的方法；同時打破了焦爐煤氣僅用于燃料的現(xiàn)行利用體系，為焦爐煤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95%以上。
[0025]3)副產(chǎn)制得的氫氣進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,對改善環(huán)境有貢獻。
[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)明的以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝流程圖；
[0030]圖2為本發(fā)明的以焦爐煤氣為原料生產(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，圖中裝置①為反應(yīng)塔，②為催化劑再生塔，③為旋風分離器，④為苯分離裝置。
[0031]實施例1
[0032]如圖1所示，將原料焦爐煤氣在凈化系統(tǒng)中，經(jīng)常規(guī)凈化脫除焦油、脫氨、脫苯和脫萘后，再經(jīng)過粗脫硫后進入精脫硫工序進行精脫硫，得到硫含量小于0.1ppm的凈化后焦爐煤氣。煤氣組成為(體積％ )?:58.0%, CO:7.5%, CO2:2.8%, N2:3.5%, CH4:25.0%,CmHn:2.7%,O2:0.5%。將上述凈化后焦爐煤氣以100m3N/h的進氣量通入提純系統(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.l-0.8Mpa。其中，甲烷氣產(chǎn)量為20m3N/h,甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲罐，含有C0、C02和仏的提純后剩余焦爐煤氣送入催化重整甲烷化系統(tǒng)中。在甲烷化反應(yīng)器中，在N1-AL2O3催化體系作用下，進行甲烷化反應(yīng)；甲烷化反應(yīng)器入口溫度為250°C ;經(jīng)換熱器后的出口溫度為450°C，反應(yīng)器溫度為500°C，壓力為0.1MPa，循環(huán)比為2 ;甲烷氣產(chǎn)量為10m3N/h，甲烷含量在95 %以上，送入甲烷氣儲罐。反應(yīng)后，CO轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達100%，CO2轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達99.5%。從甲烷氣儲罐來的甲烷氣以30m3N/h的進氣量通入循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中的反應(yīng)塔底部進氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構(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)提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置。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20%，苯的產(chǎn)量為2.6千克/h，純度為99.5% ;氫氣的產(chǎn)量為8.0m3N/h，純度為99.5%。未反應(yīng)甲烷氣打循環(huán)進入反應(yīng)塔，循環(huán)比為5。反應(yīng)塔進口溫度為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 ;旋風分離器中溫度為780V ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為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)過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為750°C，通過溢流管進入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為810。。。
[0033]實施例2
[0034]如圖1所示，將原料焦爐煤氣在凈化系統(tǒng)中，經(jīng)常規(guī)凈化脫除焦油、脫氨、脫苯和脫萘后，再經(jīng)過粗脫硫后進入精脫硫工序進行精脫硫，得到硫含量小于0.1ppm的凈化后焦爐煤氣。煤氣組成為(體積％ )?:58.0%, CO:7.5%, CO2:2.8%, N2:3.5%, CH4:25.0%,CmHn:2.7%,O2:0.5%。將上述凈化后焦爐煤氣以100m3N/h的進氣量通入提純系統(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.l-1.0Mpa。其中，甲烷氣產(chǎn)量為20m3N/h,甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲罐，含有C0、C02和仏的提純后剩余焦爐煤氣送入催化重整甲烷化系統(tǒng)中。在甲烷化反應(yīng)器中，在N1-AL2O3催化體系作用下，進行甲烷化反應(yīng)；甲烷化反應(yīng)器入口溫度為250°C ;經(jīng)換熱器后的出口溫度為450°C，反應(yīng)器溫度為550°C，壓力為0.15MPa，循環(huán)比為2 ;甲烷氣產(chǎn)量為10m3N/h，甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲罐。反應(yīng)后，CO轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達100%，CO2轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達99%。從甲烷氣儲罐來的甲烷氣以30m3N/h的進氣量通入循環(huán)流化床芳構(gòu)化處理系統(tǒng)中的反應(yīng)塔底部進氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構(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)提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置。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21%，苯的產(chǎn)量為2.7千克/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)進入反應(yīng)塔，循環(huán)比為5。反應(yīng)塔進口溫度為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)過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為800°C，通過溢流管進入反應(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】
1.一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于包括如下步驟: (1)以焦爐煤氣為原料，通過凈化系統(tǒng)處理，脫除雜質(zhì)并經(jīng)過干法深度脫硫，獲得凈化后焦爐煤氣； (2)凈化后焦爐煤氣，進入提純系統(tǒng)，通過變壓吸附裝置進行提純，將凈化后焦爐煤氣中的甲烷氣進行提純，得到一部分甲烷氣； (3)經(jīng)過上述(2)提純后剩余焦爐煤氣進入催化重整甲烷化系統(tǒng)，經(jīng)甲烷化處理得到另一部分甲燒氣； (4)將上述(2)和(3)中兩部分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所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的凈化系統(tǒng)中，焦爐煤氣經(jīng)過常規(guī)凈化脫除焦油、脫氨、脫苯和脫萘后，再經(jīng)過粗脫硫后進入精脫硫工序；在精脫硫工序中，經(jīng)過氧化鐵脫硫、氧化鋒脫硫、分子篩脫硫等，焦爐煤氣中硫含量小于0.1ppm0
3.根據(jù)權(quán)利要 求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(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)裝置進行吸附處理；其操作步驟為:(I)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；(2)凈化后的焦爐煤氣經(jīng)過第一個提純系統(tǒng)提純后，得到的甲烷氣送入甲烷氣儲罐，含有CO、CO2和H2的提純后剩余焦爐煤氣送入催化重整甲烷化系統(tǒng)中；(3)催化重整甲烷化系統(tǒng)出來的氣體送入第二個提純系統(tǒng)進行提純，得到的甲烷氣送入甲烷氣儲罐，得到的氫氣送入氫氣儲罐；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。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的催化重整甲烷化系統(tǒng)中，采用單一列管式固定床反應(yīng)器進行甲烷化處理；其操作步驟為:(I)將含有CO、CO2和H2的提純后剩余焦爐煤氣通入甲烷化反應(yīng)器中，在N1-AL2O3催化體系作用下，進行甲烷化反應(yīng)；(2)甲烷化處理后的氣體送入第二個提純系統(tǒng)進行提純；其操作條件為:甲烷化反應(yīng)器入口溫度約為250°C，經(jīng)換熱器后的出口溫度約為450°C，反應(yīng)器溫度為360-600°C，壓力為0.1-0.15MPa，循環(huán)比為2 ;甲烷化處理后，CO轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達100%, CO2轉(zhuǎn)化成甲烷的轉(zhuǎn)化率達99%以上。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(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、旋風分離器和苯分離裝置構(gòu)成:(I)反應(yīng)塔底部有進氣管，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分離器的進口 ；(2)催化劑再生塔底部有進氣管，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。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進行芳構(gòu)化處理時，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)提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經(jīng)旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經(jīng)旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置中；(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)進入反應(yīng)塔，循環(huán)比為5 ;(4)經(jīng)過旋風分離器分離后進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入反應(yīng)塔下部的催化劑床層中循環(huán)使用。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進行芳構(gòu)化處理時，包括如下操作條件:(I)反應(yīng)塔進口溫度為500-700°C，出口溫度為700-850°C，操作壓力為0.1-0.6MPa ； (2)旋風分離器中溫度為650-8500C ；(3)催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C；(4)經(jīng)過旋風分離器分離后進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。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(chǎn)苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環(huán)流化床反應(yīng)裝置進行芳構(gòu)化處理時，催化劑再生塔進口氣為氫氣，催化劑再生塔出口氣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。
9.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種以焦爐煤氣為原料生產(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%。
10.權(quán)利要求2-8任一項所述的方法制備得到的苯。
【文檔編號】C07C2/76GK103992198SQ201410215879
【公開日】2014年8月20日 申請日期:2014年5月22日 優(yōu)先權(quán)日:2014年5月22日
【發(fā)明者】沈建立, 張國利 申請人:沈建立, 張國利