本發(fā)明涉及一種甲醇制丙烯裝置副產(chǎn)汽油綜合利用的方法。
背景技術(shù)：
：丙烯是僅次于乙烯的第二大石化基礎(chǔ)原料，其最大用途是生產(chǎn)聚丙烯。目前95％以上的丙烯來自石化廠蒸汽熱裂解裝置生產(chǎn)乙烯的副產(chǎn)品及煉油廠fcc裝置的副產(chǎn)品，然而由于世界石油供應(yīng)的不穩(wěn)定性和我國石油資源的缺乏，發(fā)展石油化工所需的重要原料丙烯的來源受到了極大的限制，開發(fā)甲醇制丙烯(mtp)工藝，不僅有利于實(shí)現(xiàn)煤的高效利用，還可以緩解國內(nèi)丙烯供應(yīng)緊張的局勢(shì)。mtp工藝除生產(chǎn)丙烯產(chǎn)品外，還副產(chǎn)少量的液化氣和大量的液態(tài)烴。mtp工藝副產(chǎn)的液態(tài)烴，即：副產(chǎn)汽油中含有苯、二甲苯等芳烴組分，辛烷值高，可作為燃料使用，目前的處理方式是作為調(diào)和汽油組分外賣，由此副產(chǎn)汽油的附加值較低。在對(duì)mtp工藝副產(chǎn)汽油組分進(jìn)一步分析的基礎(chǔ)上，進(jìn)行高附加值綜合利用研究表明：mtp工藝副產(chǎn)汽油進(jìn)行分離精制加工后，制備高純度對(duì)二甲苯副產(chǎn)品具有極大的增值潛力。目前，全國已經(jīng)建成、正在建設(shè)以及計(jì)劃建設(shè)的mtp裝置，生產(chǎn)規(guī)模合計(jì)約1000萬噸/年甲醇，其副產(chǎn)汽油約80萬噸/年，綜合利用意義重大。隨著mtp工藝的迅速發(fā)展，尋求mtp工藝副產(chǎn)汽油的加工利用途徑、提升mtp工藝副產(chǎn)汽油的價(jià)值迫在眉睫。專利申請(qǐng)?zhí)枮閏n201110356475.0利用甲醇制丙烯副產(chǎn)物乙烯氣制備乙苯的工藝方法，涉及了一種mtp工藝過程中副產(chǎn)的不純乙烯氣為原料，與苯制取乙苯的工藝方法。由此，拓寬了mtp副產(chǎn)物的利用渠道，省去了乙烯精制所需要的冷凍設(shè)備和能耗。專利申請(qǐng)?zhí)枮閏n201410062646.2一種甲醇制丙烯副產(chǎn)物加工工藝方法，涉及了一種將汽油芳構(gòu)化、液化氣芳構(gòu)化技術(shù)進(jìn)行組合，有效將mtp工藝副產(chǎn)物轉(zhuǎn)化為芳烴的工藝過程。由此，能夠提高液態(tài)烴副產(chǎn)物的芳烴實(shí)際增率。專利申請(qǐng)?zhí)枮閏n201511025099.1一種mtp裝置及其新型分離工藝，涉及了一種mtp工藝反應(yīng)氣通過預(yù)急冷、增壓、油吸收、精餾分離等步驟在脫己烷塔塔釜、丙烯塔塔頂、乙烯塔釜塔頂分別獲得汽油副產(chǎn)品、聚合級(jí)丙烯產(chǎn)品、乙烯副產(chǎn)品的新型分離工藝。由此，新型分離工藝有效地優(yōu)化工藝流程，降低系統(tǒng)能耗，減少管道腐蝕，降低投資成本。現(xiàn)有技術(shù)中，專利申請(qǐng)?zhí)朿n201110356475.0僅僅回收利用副產(chǎn)的不純乙烯氣，沒有回收利用液態(tài)烴副產(chǎn)物的方法。專利申請(qǐng)?zhí)朿n201410062646.2對(duì)于mtp工藝副產(chǎn)物的復(fù)雜性、多樣性，采用單一的芳構(gòu)化技術(shù)處理方法不能使其所有副產(chǎn)物得到有效利用，也無法適應(yīng)mtp工藝副產(chǎn)物包含多種組合配比變化條件下進(jìn)行綜合利用的需要，而且液態(tài)烴副產(chǎn)物的加工成本較高。專利申請(qǐng)?zhí)朿n201511025099.1只涉及mtp工藝裝置獲得丙烯產(chǎn)品的分離過程，沒有提到液態(tài)烴副產(chǎn)品綜合利用的方法。由此，現(xiàn)有技術(shù)對(duì)于mtp工藝裝置的副產(chǎn)汽油，存在綜合利用率低，產(chǎn)品附加值低，加工成本高等問題。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中mtp副產(chǎn)汽油綜合利用率低、工程投資較高、能耗較高的問題，提供一種新的甲醇制丙烯裝置副產(chǎn)汽油綜合利用的方法。該方法具有mtp副產(chǎn)汽油綜合利用率高、工程投資較低、能耗較低的優(yōu)點(diǎn)。為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種甲醇制丙烯裝置副產(chǎn)汽油綜合利用的方法，mtp副產(chǎn)汽油首先經(jīng)過汽油加氫單元得到加氫汽油，然后加氫汽油進(jìn)入芳烴抽提單元，得到的非芳烴抽余油進(jìn)入變壓吸附分離單元得到正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴，芳烴抽提單元得到的芳烴進(jìn)入移動(dòng)床吸附分離單元，得到抽余芳烴和對(duì)二甲苯；其中，汽油加氫單元包括mtp副產(chǎn)汽油預(yù)處理系統(tǒng)、一段加氫系統(tǒng)、二段加氫系統(tǒng)、加氫汽油穩(wěn)定系統(tǒng)；芳烴抽提單元采用萃取精餾工藝，包括芳烴與非芳烴分離系統(tǒng)、芳烴分離系統(tǒng)、溶劑再生系統(tǒng)、芳烴精制系統(tǒng)；變壓吸附分離單元包括正構(gòu)烷烴與異構(gòu)烷烴吸附系統(tǒng)、正構(gòu)烷烴與異構(gòu)烷烴解吸系統(tǒng)、烷烴精制系統(tǒng)；移動(dòng)床吸附分離單元包括對(duì)二甲苯吸附系統(tǒng)、對(duì)二甲苯解吸系統(tǒng)、對(duì)二甲苯精制系統(tǒng)。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，汽油加氫單元采用氧化鋁為載體的含氧化鎳質(zhì)量分?jǐn)?shù)為16～22％的鎳系加氫催化劑，加氫反應(yīng)器反應(yīng)表壓為2.2～3.2mpa，入口溫度為60～105℃，液體體積空速為2.2～3.6h-1，氫油體積比為150～250。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，芳烴抽提單元中采用的萃取精餾塔操作表壓為0.10～0.16mpa，塔頂操作溫度為85～110℃，塔釜操作溫度為160～175℃，溶劑比為3.0～5.0，回流比為0.15～0.55；所述溶劑為n-甲基吡咯烷酮(nmp)或n-甲?；鶈徇?nfm)或n-乙酰基嗎啉(nam)。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，變壓吸附分離單元中的吸附塔吸附表壓為0.8～1.8mpa，吸附溫度為120～220℃，吸附劑為5a分子篩或6a分子篩；解吸塔解吸表壓為0.1～0.2mpa，解吸溫度為240～280℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，移動(dòng)床吸附分離單元中的吸附塔吸附表壓為2.2～2.6mpa，吸附溫度為100～140℃，吸附劑為bax型沸石；解吸塔解吸表壓為1.4～1.8mpa，解吸溫度為180～220℃。本發(fā)明技術(shù)路線特點(diǎn)：1)汽油加氫：采用先進(jìn)、高效的國產(chǎn)化加氫催化劑進(jìn)行二段加氫反應(yīng)的工藝技術(shù)，該工藝具有工藝流程先進(jìn)、加氫反應(yīng)過程穩(wěn)定、催化劑再生容易等優(yōu)點(diǎn)；2)芳烴抽提：采用綠色、先進(jìn)的萃取溶劑進(jìn)行萃取精餾的工藝技術(shù)，該工藝具有工藝流程簡(jiǎn)單、設(shè)備工程投資低、溶劑毒害性小、三廢排放量少等優(yōu)點(diǎn)；3)變壓吸附分離：采用先進(jìn)、節(jié)能的吸附分離工藝技術(shù)，該工藝路線具有流程簡(jiǎn)捷、吸附劑無磨損，公用工程消耗少、綜合能耗低等優(yōu)點(diǎn)；4)移動(dòng)床吸附分離：采用高效、先進(jìn)的吸附分離工藝技術(shù)，該工藝路線具有可控制性好、設(shè)備利用率高、分離效率高等優(yōu)點(diǎn)；5)對(duì)加氫反應(yīng)系統(tǒng)、芳烴抽提系統(tǒng)和吸附分離系統(tǒng)進(jìn)行優(yōu)化組合，以達(dá)到工程投資費(fèi)用和操作運(yùn)行費(fèi)用最低的目的。本發(fā)明涉及一種甲醇制丙烯裝置副產(chǎn)汽油綜合利用的方法，根據(jù)mtp工藝副產(chǎn)汽油中的烷烴與烯烴以及芳烴的多種組合配比變化情況，采用汽油加氫、芳烴抽提、變壓吸附分離、移動(dòng)床吸附分離進(jìn)行加工處理，得到正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴、對(duì)二甲苯、抽余芳烴等主要產(chǎn)品。產(chǎn)品收率>99％，產(chǎn)品純度>98％，工程投資下降10％以上，綜合能耗降低5％以上，取得了較好的技術(shù)效果。附圖說明圖1為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。圖1中，1、汽油加氫單元；2、芳烴抽提單元；3、變壓吸附分離單元；4、移動(dòng)床吸附分離單元；5、mtp副產(chǎn)汽油；6、加氫汽油；7、非芳烴抽余油；8、芳烴；9、正構(gòu)烷烴；10、異構(gòu)烷烴；11、抽余芳烴；12、對(duì)二甲苯。下面通過實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實(shí)施例。具體實(shí)施方式【實(shí)施例1】本發(fā)明工藝流程框圖如圖1所示。mtp副產(chǎn)汽油經(jīng)過汽油加氫(1)、芳烴抽提(2)、變壓吸附分離(3)、移動(dòng)床吸附分離(4)進(jìn)行加工處理，得到正構(gòu)烷烴(9)、異構(gòu)烷烴(10)、抽余芳烴(11)、對(duì)二甲苯(12)等基本有機(jī)化工原料。以生產(chǎn)能力180萬噸/年甲醇制丙烯mtp裝置為例，副產(chǎn)15.95萬噸/年汽油，其組分配比如下：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴單烯烴二烯烴對(duì)二甲苯抽余芳烴小計(jì)含量(wt％)44.5229.720.7514.9810.03100.001)首先采用汽油加氫技術(shù)，通過mtp副產(chǎn)汽油的預(yù)處理系統(tǒng)，一段加氫系統(tǒng)，二段加氫系統(tǒng)，加氫汽油穩(wěn)定系統(tǒng)，將包含單烯烴二烯烴的mtp工藝裝置副產(chǎn)汽油加氫處理為飽和烷烴的加氫汽油；采用氧化鋁為載體的含氧化鎳18％的鎳系加氫催化劑，加氫反應(yīng)器反應(yīng)表壓為2.6mpa，入口溫度為82℃，液體體積空速為2.8h-1，氫油體積比為195。2)其次采用芳烴抽提技術(shù)，通過mtp加氫汽油的芳烴與非芳烴分離系統(tǒng)，芳烴分離系統(tǒng)，溶劑再生系統(tǒng)，芳烴精制系統(tǒng)，將mtp工藝裝置加氫汽油中的芳烴與非芳烴抽余油進(jìn)行分離；萃取精餾塔操作表壓為0.12mpa，塔頂操作溫度為96℃，塔釜操作溫度為166℃，溶劑比為3.7，回流比為0.33，溶劑為n-甲基吡咯烷酮(nmp)。3)然后采用變壓吸附分離技術(shù)，通過mtp非芳烴抽余油的正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴吸附系統(tǒng)，正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴解吸系統(tǒng)，烷烴精制系統(tǒng)，將mtp工藝裝置非芳烴抽余油中的正構(gòu)烷烴、異構(gòu)烷烴進(jìn)行分離；吸附塔吸附表壓為1.2mpa，吸附溫度為162℃，吸附劑為5a分子篩；解吸塔解吸表壓為0.13mpa，解吸溫度為256℃。4)最后采用移動(dòng)床吸附分離技術(shù)，通過mtp芳烴的對(duì)二甲苯吸附系統(tǒng)，對(duì)二甲苯解吸系統(tǒng)，對(duì)二甲苯精制系統(tǒng)，將mtp工藝裝置芳烴中的對(duì)二甲苯分離出來；吸附塔吸附表壓為2.3mpa，吸附溫度為117℃，吸附劑為bax型沸石；解吸塔解吸表壓為1.5mpa，解吸溫度為195℃。由此，mtp副產(chǎn)汽油采用本發(fā)明汽油加氫、芳烴抽提、變壓吸附分離、移動(dòng)床吸附分離技術(shù)方案進(jìn)行加工處理，得到：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴對(duì)二甲苯抽余芳烴合計(jì)產(chǎn)量(萬噸/年)7.174.792.391.6015.95產(chǎn)品收率99.1％，產(chǎn)品純度98.2％，工程投資下降10.1％，綜合能耗降低5.2％?！緦?shí)施例2】按照實(shí)施例1所述的條件和步驟，但生產(chǎn)能力擴(kuò)大為360萬噸/年的甲醇制丙烯mtp裝置，副產(chǎn)31.90萬噸/年汽油，采用本發(fā)明汽油加氫、芳烴抽提、變壓吸附分離、移動(dòng)床吸附分離技術(shù)方案進(jìn)行加工處理，得到：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴對(duì)二甲苯抽余芳烴合計(jì)產(chǎn)量(萬噸/年)14.349.584.783.2031.90產(chǎn)品收率99.3％，產(chǎn)品純度98.2％，工程投資下降10.4％，綜合能耗降低5.3％?！緦?shí)施例3】按照實(shí)施例1所述的條件和步驟，生產(chǎn)能力仍然為180萬噸/年甲醇制丙烯mtp裝置為例，副產(chǎn)16.07萬噸/年汽油，但組分配比變化如下：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴單烯烴二烯烴對(duì)二甲苯抽余芳烴小計(jì)含量(wt％)40.6432.230.5117.878.75100.00首先采用汽油加氫技術(shù)，采用氧化鋁為載體的含氧化鎳16％的鎳系加氫催化劑，加氫反應(yīng)器反應(yīng)表壓為2.2mpa，入口溫度為60℃，液體體積空速為2.2h-1，氫油體積比為150。其次采用芳烴抽提技術(shù)，萃取精餾塔操作表壓為0.10mpa，塔頂操作溫度為85℃，塔釜操作溫度為160℃，溶劑比為3.0，回流比為0.15，溶劑為n-甲?；鶈徇?nfm)。然后采用變壓吸附分離技術(shù)，吸附塔吸附表壓為0.8mpa，吸附溫度為120℃，吸附劑為5a分子篩；解吸塔解吸表壓為0.10mpa，解吸溫度為240℃。最后采用移動(dòng)床吸附分離技術(shù)，吸附塔吸附表壓為2.2mpa，吸附溫度為100℃，吸附劑為bax型沸石；解吸塔解吸表壓為1.4mpa，解吸溫度為180℃。由此，mtp副產(chǎn)汽油采用本發(fā)明汽油加氫、芳烴抽提、變壓吸附分離、移動(dòng)床吸附分離技術(shù)方案進(jìn)行加工處理，得到：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴對(duì)二甲苯抽余芳烴合計(jì)產(chǎn)量(萬噸/年)6.585.212.871.4116.07產(chǎn)品收率99.1％，產(chǎn)品純度98.1％，工程投資下降10.2％，綜合能耗降低5.1％?！緦?shí)施例4】按照實(shí)施例1所述的條件和步驟，生產(chǎn)能力仍然為180萬噸/年甲醇制丙烯mtp裝置為例，副產(chǎn)15.90萬噸/年汽油，但組分配比變化如下：首先采用汽油加氫技術(shù)，采用氧化鋁為載體的含氧化鎳22％的鎳系加氫催化劑，加氫反應(yīng)器反應(yīng)表壓為3.2mpa，入口溫度為105℃，液體體積空速為3.6h-1，氫油體積比為250。其次采用芳烴抽提技術(shù)，萃取精餾塔操作表壓為0.16mpa，塔頂操作溫度為110℃，塔釜操作溫度為175℃，溶劑比為5.0，回流比為0.55，溶劑為n-乙?；鶈徇?nam)。然后采用變壓吸附分離技術(shù)，吸附塔吸附表壓為1.8mpa，吸附溫度為220℃，吸附劑為6a分子篩；解吸塔解吸表壓為0.20mpa，解吸溫度為280℃。最后采用移動(dòng)床吸附分離技術(shù)，吸附塔吸附表壓為2.6mpa，吸附溫度為140℃，吸附劑為bax型沸石；解吸塔解吸表壓為1.8mpa，解吸溫度為220℃。由此，mtp副產(chǎn)汽油采用本發(fā)明汽油加氫、芳烴抽提、變壓吸附分離、移動(dòng)床吸附分離技術(shù)方案進(jìn)行加工處理，得到：組分名稱正構(gòu)烷烴異構(gòu)烷烴對(duì)二甲苯抽余芳烴合計(jì)產(chǎn)量(萬噸/年)7.784.151.902.0715.90產(chǎn)品收率99.1％，產(chǎn)品純度98.2％，工程投資下降10.1％，綜合能耗降低5.1％。當(dāng)前第1頁12