引射循環(huán)分級反應分步調整的甲醇制烴方法及裝置的制造方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種甲醇轉化制取烴類產品的方法和裝置，通過預反應系統(tǒng)、主反應系統(tǒng)、后反應系統(tǒng)分別在三級反應器內進行分步反應并分步調整反應參數(shù)以降低干氣、液化氣和重汽油的產率，并采用將液化氣、重汽油組分、干氣循環(huán)反應的方法以生產高品質汽油柴油等烴類產品。通過引射循環(huán)實現(xiàn)了降低動力消耗和降低動力系統(tǒng)投資的目的。該工藝裝置結構緊湊、可實現(xiàn)模塊化安裝，投資低、目標產品收率高、節(jié)能環(huán)保。適合各種規(guī)模的甲醇廠、醇氨聯(lián)產化肥廠，聯(lián)產甲醇的焦化廠加工生產高品質溶劑油、汽油、柴油等烴類產品。
【專利說明】
引射循環(huán)分級反應分步調整的甲醇制烴方法及裝置
技術領域
[0001] 本發(fā)明屬于一種甲醇轉化制取烴類產品的工藝方法。具體是指以甲醇或粗甲醇為 原料生產汽油或汽油組分、溶劑油、柴油組分等液相烴類產品的工藝方法，屬于煤化工或天 然氣化工領域。
【背景技術】
[0002] 通過適當?shù)拇呋^程，甲醇可以轉化為水和多種烴類產品，如烯烴、烷烴、芳烴以 及上述烴類產品的混合物。依據(jù)目的產品的不同，現(xiàn)有甲醇制烴工藝包括甲醇制汽油，甲醇 制烯烴和甲醇制芳烴等工藝。
[0003] 油品質量是影響汽車尾氣排放的重要因素。近年來，霧霾天氣頻發(fā)，汽車尾氣被認 為是形成霧霾天氣的重要因素，市場迫切需要提供高品質燃油。與常規(guī)石油石化方法獲得 的類似烴類產品相比，通過甲醇制烴技術獲得汽油和柴油等烴類產品中的苯、烯烴、硫、氮、 灰分等有害雜質的含量低，可有效保護車輛性能，降低車輛尾氣對霧霾的貢獻，滿足市場對 高標準汽油柴油的要求，對于保護環(huán)境具有重要意義。
[0004] 甲醇轉化制汽油(MTG)技術是典型的甲醇制烴技術，由Mobi 1公司發(fā)明。自1974年 起，該公司申請了多項有關甲醇轉化制汽油的專利。
[0005] 甲醇制烴過程是一個放熱過程，如何控制反應溫度是該過程關注的重點。圍繞溫 度控制問題，發(fā)展了多種工藝及其反應系統(tǒng)，現(xiàn)有的反應系統(tǒng)的形式包括固定床、多管式固 定床、多級冷激固定床、移動床、流化床等。
[0006] 甲醇轉化制烴類產品的技術大多采用兩段轉化工藝。美國專利3931349是Mobil公 司早期公布的甲醇轉化制烴類的專利，采用固定床兩段轉化工藝，其中第一段反應是甲醇 脫水制二甲醚，一段出口物料，包括甲醇、二甲醚和水的混合物，進入二段反應器，在分子篩 催化劑的作用下生成汽油餾分段產物。
[0007] 美國專利4579999則公布了另外一種兩段法甲醇轉化制汽油餾分段烴類產品的技 術，其一段反應器中填裝分子篩催化劑，將甲醇首先轉化為低碳烯烴和部分烴，將C5+冷卻 分離后，低碳烯烴進入二段反應器，在烯烴聚合催化劑的作用下，進一步轉化生成汽油餾分 段產物。
[0008] 美國專利4689205公布了一種甲醇多段轉化制取烴的技術。該專利公布的技術與 美國專利4579999基本相似，在一段反應器中，甲醇在一定溫度和壓力條件下轉化為C2-C4 烯烴和部分C5+烴，將C5+烴分離后，剩余部分進入第二段反應器，采用烯烴聚合催化劑，將第 一段反應產生的低碳烯烴進一步聚合為汽油餾份的烴產品。所不同的是，該專利公布的技 術中，第一段采用的是流化床反應器。
[0009] 中國發(fā)明專利200610048298.9提出了一種甲醇一步法制取烴類產品的工藝，特征 是將三個階段在一個反應器內完成，具有工藝流程短的優(yōu)點，與兩步法相比，具有工藝流程 短優(yōu)點，但循環(huán)比大，反應過程不易控制，產品為汽油、液化氣和重汽油等。
[0010] 在現(xiàn)有的冷激床甲醇制烴工藝中，在其每一級反應床層中，完成甲醇制烴反應過 程的三個階段。
[0011]申請?zhí)枮?00720101511.8的實用新型專利提出了一種冷激型的甲醇制汽油反應 器，采用級間加入氮氣等冷卻氣體的方式控制反應溫度，產品為汽油、液化氣和燃料氣，未 提及使冷卻氣體循環(huán)的動力來源。
[0012] 現(xiàn)有絕熱固定床工藝，需采用大量循環(huán)烴的方式來冷卻，需要配備氣體壓縮機組， 投資大，動力消耗大。同時，因為采用循環(huán)烴的冷卻方式，大量循環(huán)烴需要反復加熱混合冷 卻，精餾分離，換熱量大，分離系統(tǒng)和換熱系統(tǒng)造價高。
[0013] 流化床工藝的特征是將甲醇制汽油的反應過程的三個階段在流化床反應器內完 成。采用流化床方式可以有效解決冷卻問題，但流化床結構復雜，不容易操作，造價高，要求 生產規(guī)模大，投資風險大。
[0014] 現(xiàn)有多管式反應器以熔鹽作為傳熱介質吸收反應熱并生產蒸汽，但熔鹽換熱系統(tǒng) 結構復雜，系統(tǒng)啟停困難。
[0015] 現(xiàn)有各類的甲醇制汽油的工藝均聯(lián)產液化氣和含有均四甲苯的重汽油，液化氣和 重汽油的后續(xù)加工均需要增加設備投資。
[0016] 在相關的領域，例如，甲醇制烯烴，甲醇制芳烴的工藝過程通常要聯(lián)產部分汽油產 品，烯烴產品和芳烴產品的精制設備投資較高。
[0017] 綜上所述，現(xiàn)有的甲醇制汽油工藝存在有設備投資大，汽油等目標產品收率低，動 力消耗大，能耗高的問題。雖然市場急需高品質汽油等烴類產品，原料甲醇產能過剩，但因 為現(xiàn)有工藝與裝置存在投資大與能耗高等原因，在低油價時代，投資風險大。
[0018] 甲醇制汽油的反應過程大致分為三個階段:醚化階段;生成低碳烯烴階段;低碳烯 烴聚合以及芳構化等過程的階段。
[0019]固定床兩步法工藝的特征是第一步將醚化階段的主要部分在一個醚化反應器內 完成。第二步，在轉化反應器完成生成低碳烯烴階段，低碳烯烴聚合以及芳構化等過程.
[0020] 甲醇在氧化鋁醚化催化劑上的醚化過程相對穩(wěn)定，釋放出部分反應熱，適當冷卻 后再進入烴化反應器，可適當降低后續(xù)的烴化反應過程的換熱負荷。
[0021] 在甲醇制烴過程中，必須有醚化階段、低碳烯烴的生成階段;而對于低碳烯烴后續(xù) 反應的控制可以得到不同的目標產品，例如:終止反應進程為甲醇制低碳烯烴過程;進行疊 合反應可以得到碳數(shù)較多的烯烴產物;芳構化可以得到芳烴產物。芳構化過程在產生芳烴 的同時也副產干氣，過度芳構化使干氣和液化氣產率上升。
[0022]現(xiàn)有的甲醇制汽油工藝，基本采用ZSM-5系列催化劑。在ZSM-5催化劑上，甲醇可以 進行醚化反應，進行生成低碳烯烴，疊合、異構化、芳構化、烷基化、加氫等反應過程，反應器 出口產物為氫氣、烯烴、烷烴、環(huán)烷烴、芳烴和水的混合物，分離后可得到燃料氣、液化氣、汽 油、重汽油等產物。這一過程是甲醇制烴特別是甲醇制汽油工藝的基礎?，F(xiàn)有的一步法、兩 步法等工藝過程均是在此基礎上發(fā)展起來的。

【發(fā)明內容】

[0023] 工程實踐和進一步的研究發(fā)現(xiàn)，現(xiàn)有的這些方法存在副產品種類多，動力消耗大， 副產品處理及動力設備投資大的問題。
[0024] 本發(fā)明的目的在于提供一種汽油收率高，動力消耗低，設備投資低的甲醇制汽油 的方法。
[0025] 本發(fā)明通過對上述甲醇制油的過程細分為三步反應過程，分別在三級反應器內進 行分步反應并分步調整反應參數(shù)以降低干氣、液化氣和重汽油的產率，并采用將液化氣、重 汽油組分、干氣循環(huán)反應的方法實現(xiàn)提高汽油收率的目的。
[0026] 本發(fā)明采用引射器系統(tǒng)實現(xiàn)循環(huán)烴的增壓。引射器是利用射流紊動擴散作用，進 行傳質傳能的流體機械和混合反應設備。高壓氣流從噴嘴高速噴出，引射噴嘴周圍的低壓 氣體，兩股氣流在混合室和擴壓器內混合、增壓，在消耗了一定高壓工作氣體的條件下，提 高了從吸入口進入引射器的低壓氣體壓力，這種設備稱為引射栗。工作流體以很高的速度 從噴嘴出來，進入引射器的接受室，并把在引射器前的壓力較低的介質帶走。被帶走的流體 為引射流體，提高引射流體的壓力而不直接消耗機械能，這是引射器最主要的性能。由于具 有這種性質，在很多情況下，采用引射器比采用機械的增壓設備(壓縮機、栗、鼓風機和引風 機等)更為簡單、更為可靠。除了本身結構特別簡單以外，引射器與各種設備連接的方法也 很簡單，制造也不復雜，在工程上得以廣泛的應用。
[0027] 本發(fā)明的反應系統(tǒng)包括醚化反應系統(tǒng)，簡稱預反應系統(tǒng);低碳烯烴反應系統(tǒng)，簡稱 主反應系統(tǒng);芳構化與疊合及烷基化綜合反應系統(tǒng)簡稱后反應系統(tǒng)。
[0028] 本發(fā)明的預反應系統(tǒng)包括:預引射器、預反應器。來自換熱系統(tǒng)的甲醇蒸汽作為預 引射器的工作流體，引射預反應器出口的部分產物，循環(huán)回預反應器。
[0029] 醚化反應后的產物溫度可達400°C以上，一部分被預引射器引射回醚化反應器入 口，與甲醇蒸汽混合使甲醇蒸汽過熱到反應溫度進入醚化反應器，可降低甲醇蒸汽過熱器 的負荷。同時降低醚化反應溫度和醚化過程中甲烷等副產物的產率。另一部分產物先作為 主引射器的工作流體，后進入主反應系統(tǒng)。預反應系統(tǒng)的反應溫度為160-420°C，優(yōu)選的反 應溫度為260-320°C。預反應系統(tǒng)的反應空速為1-701Γ 1，優(yōu)選的反應空速為1.25-31Γ1。預反 應系統(tǒng)的反應壓力為0.2-3 .OMPa，優(yōu)選的反應壓力為1.5-2.6MPa。循環(huán)比為0.1-3,優(yōu)選 0.5-1.5。此循環(huán)比是指返回到反應器入口的產物與該反應器反應物的質量比，循環(huán)比越 大，回流的產物越多。
[0030] 本發(fā)明的主反應系統(tǒng)（低碳烯烴反應系統(tǒng)）由主引射器、主反應器、甲醇引射器組 成。甲醇引射器的工作流體是來自原料甲醇栗，甲醇引射器引射主反應器出口的部分產物， 進入主引射器，后循環(huán)回主反應器。主反應系統(tǒng)主要發(fā)生二甲醚和甲醇生成低碳烯烴和水 的反應，部分低碳稀經聚合和芳構化等反應。
[0031] 主反應系統(tǒng)采用較低反應溫度，較高空速以限制芳構化進程，以控制降低干氣和 低碳烷烴產率。主反應系統(tǒng)的反應溫度為160-420 °C，優(yōu)選的反應溫度為260-350 °C。主反應 系統(tǒng)的反應空速為1-701Γ1，優(yōu)選的反應空速為2-101Γ1。主反應系統(tǒng)的反應壓力為0.2-3. OMPa，優(yōu)選的反應壓力為1.2-2.4MPa。主反應系統(tǒng)的循環(huán)比為2-20，優(yōu)選為3-6。
[0032] 本發(fā)明的后反應系統(tǒng)包括:后引射器、后反應器、輕烴引射器、換熱系統(tǒng)、油水氣分 離系統(tǒng)、水處理系統(tǒng)、升壓栗、脫輕烴塔、脫重烴塔、產品汽油罐、重烴緩沖罐、干氣系統(tǒng)。
[0033] 采用后反應器進一步完成芳構化，芳烴歧化、烷基化，疊合等過程。
[0034] 后反應器的出口產物經過換熱系統(tǒng)降溫，進入油水氣分離系統(tǒng)，將含有的C3以上 的組分液化分離，用升壓栗使其增壓后進入脫輕烴塔，塔頂組分C3-C4經過輕烴引射器循環(huán) 回反應系統(tǒng)，重組分進入脫重烴塔，塔頂為汽油組分，進入產品汽油罐，含有均四甲苯的重 汽油組分中的CIO及以上重芳烴組分通過輕烴引射器循環(huán)回后反應系統(tǒng)，與新生成的低碳 烯烴、輕芳烴等混合后發(fā)生歧化、裂解等反應生成C9及以下輕芳烴，成為沸點、凝點合格且 辛烷值高的汽油組分，重汽油組分中的低辛烷值C9以上烷烴組分發(fā)生裂解反應生成較高辛 烷值的C9以下烴成為合格汽油組分，不斷循環(huán)從而實現(xiàn)不副產重汽油組分的目的。
[0035]本發(fā)明通過分離系統(tǒng)將含有C3-C4的液化氣組分液化分離，用增壓栗使其增壓后 循環(huán)回后反應系統(tǒng)。在反應系統(tǒng)內，循環(huán)回的液化氣組分和干氣組分與新生成的低碳烯烴 混合發(fā)生烷基化、芳構化、疊合等反應生成相應的汽油組分。本發(fā)明通過采用分步控制反應 過程的方法使芳構化程度低于常規(guī)MTG的芳構化程度，因此低碳烴中烯烴含量較高，低碳烷 烴含量較低，循環(huán)回后反應器易于進行疊合、異構化、芳構化反應成為C5+汽油組分。利用 ZSM-5催化劑的低碳烴疊合、環(huán)化、液化氣低溫芳構化技術是成熟技術。采用分步反應分步 控制的方法，可通過控制循環(huán)比、空速、反應溫度、壓力等參數(shù)控制反應進程，可使循環(huán)烴總 量維持在既可滿足冷卻需要又不超量的水平。后反應系統(tǒng)的循環(huán)比為1-20,優(yōu)選為3-5。后 反應系統(tǒng)的反應溫度為160-420°C，優(yōu)選的反應溫度為300-400°C。后反應系統(tǒng)的反應空速 為0. δ-ΙΟΙΓ1，優(yōu)選的反應空速為1-21Γ1。后反應系統(tǒng)的反應壓力為0.2-3. OMPa，優(yōu)選的反應 壓力為1.2-2.2MPa。小量液化氣和干氣用于熱電燃料，以實現(xiàn)不副產液化氣，降低設備投資 的目的。
[0036]通過分離系統(tǒng)分離出來的含有氫氣、甲烷、乙烯、乙烷的干氣被輕烴引射器增壓后 返回后反應系統(tǒng)繼續(xù)反應生成汽油組分。引出部分未反應的干氣作為燃氣送入燃氣利用系 統(tǒng)用于發(fā)電和供熱，可滿足本裝置的熱電需求，實現(xiàn)不副產燃氣，提高汽油收率，降低公共 工程投資的目的。本裝置因為能夠實現(xiàn)熱電自供，也具有節(jié)能降耗、公用工程投資低的優(yōu) 勢。多余熱電可以外送，提升了干氣價值，提高了裝置效益。
[0037]本發(fā)明利用重汽油組分、液化氣組分、干氣作為循環(huán)烴。重汽油、液化氣在液相狀 態(tài)由液烴增壓栗增壓，其動力消耗遠低于氣體烴壓縮機。增壓后的重汽油和液化氣通過吸 熱氣化升溫后作為輕烴引射器的工作流體引射干氣使干氣升壓實現(xiàn)循環(huán)。循環(huán)烴升壓循環(huán) 無需氣體壓縮機，實現(xiàn)了降低動力消耗和降低動力系統(tǒng)投資的目的。
[0038]本發(fā)明的詳細描述如下：
[0039] 本發(fā)明提供一種甲醇制烴的反應裝置，由1甲醇原料栗，2甲醇引射器，3主引射器， 4預反應器，5預引射器，6主反應器，7輕烴引射器，8后引射器，9后反應器，10換熱系統(tǒng)，11水 處理系統(tǒng)，12油水氣分離系統(tǒng)，13升壓栗，14脫輕烴塔，15脫重烴塔，16重烴罐，17產品汽油 罐，18干氣系統(tǒng)組成；
[0040] 甲醇原料栗1出口端一路通過甲醇引射器2與主引射器3連接，另一路經換熱系統(tǒng) 10連接預引射器5;預反應器4的入口端連接預引射器5，出口端一路返回預引射器5，另一路 連接主引射器3的入口；主反應器6的出口分為兩路，一路返回甲醇引射器2，另一路通過后 引射器8與后反應器9連接;后反應器9的出口經過換熱系統(tǒng)10與油水氣分離系統(tǒng)12連接;油 水氣分離系統(tǒng)12出口分三路，水相連接水處理系統(tǒng)11，干氣被輕烴引射器7引射回后引射器 8,另一部分干氣經過干氣系統(tǒng)18發(fā)電供熱或外送，液相油經升壓栗13加壓后進入脫輕烴塔 14,脫輕烴塔14塔頂氣體作為輕烴引射器7的工作流體返回后引射器8,脫輕烴塔14塔底液 進入脫重烴塔15,脫重烴塔15塔頂產物連接產品汽油儲罐17,塔底產物進入重烴緩沖罐16， 后返回輕烴引射器。
[0041]本發(fā)明的甲醇制烴工藝包括下列步驟：
[0042] 1.預反應階段
[0043] 原料甲醇通過甲醇原料栗升壓后分為兩路，一路作為甲醇引射器2的工作流體，另 一路經換熱系統(tǒng)10被高溫產物預熱蒸發(fā)過熱后，進入預引射器5作為工作流體引射預反應 器4出口的部分產物后，混合升溫進入預反應器4進行醚化反應。
[0044] 2.主反應階段
[0045] 預反應器4出口的產物部分被引射回其入口以提高其入口溫度，可降低過熱器的 負荷，另一部分產物作為工作流體進入主引射器3引射來自于甲醇引射器2的混合氣體，進 一步混合后進入主反應器6,由主反應器6出來的產物分為兩路，一路被甲醇引射器2引射混 合降溫，再進入主引射器3混合升壓升溫返回入口以控制溫度，另一路作為后引射器8的工 作流體引射來自于輕烴引射器7的氣體后進入后反應器9。
[0046] 3.后反應階段
[0047] 后反應器9的出口產物進入換熱系統(tǒng)10與來自甲醇原料栗的物料進行換熱，被冷 卻降溫后進入油水氣分離系統(tǒng)12,分離出的水進入水處理系統(tǒng)11。分離出的干氣一部分被 輕烴引射器7引射回后反應器，另一部分作為干氣產品進入干氣系統(tǒng)18發(fā)電供熱或外送。液 相油組分被升壓栗13加壓后進入脫輕烴塔14,脫輕烴塔14塔頂氣體作為輕烴引射器7的工 作流體返回后反應器。脫輕烴塔14塔底液相進入脫重烴塔15,脫重烴塔的塔底產物進入重 烴緩沖罐16,后返回輕烴引射器，塔頂為汽油組分進入產品汽油罐17。
[0048] 本發(fā)明的有益效果：甲醇制烴過程中，常溫常壓的液相甲醇首先被原料甲醇栗增 壓，然后經過預熱蒸發(fā)過熱形成高溫高壓的甲醇蒸汽，由于醚化反應是放熱反應，利用預引 射器引射部分醚化產物，使甲醇蒸汽進一步升溫，可降低甲醇蒸汽過熱器的負荷。同時降低 醚化反應溫度和醚化過程中副產物甲烷等干氣的產率。
[0049] 完成反應冷卻分離過程均需要消耗動力。本發(fā)明采用甲醇栗給液相甲醇加壓，因 為液體壓縮性小，甲醇栗耗電低于對氣相壓縮的壓縮機。高壓液相甲醇通過熱交換吸收反 應熱形成高溫高壓氣體具有做功能力，本發(fā)明利用這一做功能力作為反應冷卻分離過程運 行的動力，可以減小過程所需要的電力。
[0050] 本發(fā)明利用引射器作為循環(huán)烴循環(huán)動力轉換機構，引射器無運動件，具有結構簡 單可靠，造價低，耗能低，運行可靠的優(yōu)點。引射器同時具有使冷熱流體直接混合快速換熱 的功能，可以大幅度降低換熱系統(tǒng)的造價。
[0051] 本發(fā)明的主反應系統(tǒng)具有的特征是控制芳構化程度，限制干氣和液化氣產率，加 強異構化反應，使干氣、C4以下烷烴產率低，重芳烴等重汽油組分產率低，且循環(huán)反應，一方 面可以提高液收，另一方面可以利用循環(huán)烴控制溫度。
[0052]重芳烴循環(huán)反應，也可抑制重芳烴產率。降低汽油中高沸點非芳烴組分，有利于提 高汽油的辛烷值。
[0053]本發(fā)明的分離系統(tǒng)具有的特征是:干氣、液化氣、重汽油和汽油組分分離后循環(huán)回 后反應系統(tǒng)循環(huán)反應，在保持汽油組分高收率的前提下，獲得低C4含量、低C10以上組分含 量的低蒸汽壓、低干點、高辛烷值的高品質汽油或汽油組分。
[0054]本發(fā)明的動力循環(huán)系統(tǒng)具有的特征是，采用引射循環(huán)，可以取消常規(guī)的循環(huán)氣體 壓縮機，降低設備投資和動力消耗。
[0055] 本發(fā)明的換熱系統(tǒng)具有的特征是：因為采用冷熱流體引射直接混合換熱方式和利 用工作流體因膨脹而降溫的特點，可降低換熱系統(tǒng)造價。
[0056] 通過調整分離系統(tǒng)運行參數(shù)，將干氣液化氣和含有均四甲苯的重汽油組分返回設 置的后反應器繼續(xù)反應轉化為汽油組分，不生產液化氣產品和均四甲苯產品，所以不必配 備和運行液化氣精制設備和均四甲苯精制設備，可以降低設備造價和運行成本。
[0057] 液化氣的精制需要配備較高的精餾塔，產量不高，沒有規(guī)模效應，儲運成本高，一 般情況下，很難與石油基液化氣競爭。液化氣價格低于高品質汽油價格，將液化氣轉化為汽 油組分可以提高裝置效益。在本發(fā)明的工藝中，是將C4以下的液化氣組分和干氣循環(huán)回反 應器通過烷基化、疊合、芳構化等反應過程轉化為汽油組分。同時本工藝控制后反應器溫 度，芳構化程度較低，飽和低碳烷烴含量低，在后反應器內通過疊合與烷基化反應轉化為汽 油組分。均四甲苯精制過程需要設備投資大，市場容量較小，銷售成本高。本工藝將C10以上 組分分離后返回后反應器。在后反應器內，均四甲苯歧化為C7-C9芳烴，C7-C9芳烴為高辛烷 值汽油組分。C10以上的烷烴烯烴為低辛烷值組分，減小其在汽油中的含量，有利于提高汽 油的辛烷值，降低汽油的干點；將其返回后反應器吸熱裂解，有利于提高汽油產品的收率， 也有利于控制后反應器溫升。
【附圖說明】：
[0058]圖1是甲醇制烴裝置。
[0059] 圖中1原料甲醇栗，2甲醇引射器，3主引射器，4預反應器，5預引射器，6主反應器，7 輕烴引射器，8后引射器，9后反應器，10換熱系統(tǒng)，11水處理系統(tǒng)，12油水氣分離系統(tǒng)，13升 壓栗，14脫輕烴塔，15脫重烴塔，16重烴緩沖罐，17產品汽油儲罐，18干氣系統(tǒng)。
【具體實施方式】
[0060] 下面結合附圖對本發(fā)明做詳細描述。
[0061] 原料甲醇被甲醇原料栗1升壓后分為兩路，一路作為甲醇引射器2的工作流體，另 一路經換熱系統(tǒng)10被高溫產物預熱蒸發(fā)過熱后，進入預引射器5作為工作流體引射預反應 器4出口的部分產物后，混合升溫進入預反應器4反應升溫。預反應器4出口的產物部分被引 射回其入口以提高其入口溫度，可降低過熱器的負荷，另一部分產物作為工作流體進入主 引射器3引射來自于甲醇引射器2的混合氣體進一步混合后進入主反應器6,由主反應器6出 來的產物分為兩路，一路經由甲醇引射器2混合降溫，經主引射器3混合升壓升溫返回主反 應器入口以控制溫度，另一路為后引射器8的工作流體引射來自于輕烴引射器7出口的氣體 后進入后反應器9,后反應器9出口產物進入換熱系統(tǒng)10,被冷卻降溫后進入油水氣分離系 統(tǒng)12,自油水氣分離系統(tǒng)12出來的水進入水處理系統(tǒng)11，干氣被烴引射器7引射回后反應 器，液相油被升壓栗13加壓后進入脫輕烴塔14,脫輕烴塔14塔頂氣體作為烴引射器7的工作 流體返回后反應器。脫輕烴塔14塔底液進入脫重烴塔15,脫重烴塔16塔底產物進入重烴罐 16,塔頂為產品汽油或汽油組分。干氣進入干氣系統(tǒng)18發(fā)電供熱或外送。
[0062]實施例1:甲醇制汽油
[0063]汽油是包含碳數(shù)為C4到C12多種烴類的混合物，允許含有適量醇醚酯組分。異構烷 烴為優(yōu)質組分，芳烴辛烷值高，烯烴辛烷值比較高，但烯烴芳烴含量受限制。低碳烴辛烷值 高，但蒸汽壓高，應分離轉化。長鏈烷烴辛烷值低，應分離轉化。高沸點芳烴組分影響車輛性 能，也應分離轉化。
[0064] 本發(fā)明的優(yōu)點在于通過分步反應，分步調整的方法，使甲醇制汽油過程所產的汽 油多含優(yōu)質組分的高品質汽油，降低無副產物產率。
[0065] 原料甲醇被甲醇原料栗1升壓至2.5-2.6兆帕后分為兩路，一路作為甲醇引射器2 的工作流體;另一路經換熱系統(tǒng)10被由高溫產物預熱蒸發(fā)過熱至溫度為160-200°C，壓力為 2.3- 2.4兆帕后，進入預引射器5作為工作流體，引射預反應器4出口的部分300-400°C的產 物后混合升溫至230-260°C，壓力為2.2-2.3兆帕后進入預反應器4發(fā)生反應升溫至300-400 °C。預反應器內裝填氧化鋁醚化催化劑，空速1-21Γ 1。預反應器優(yōu)先選用固定床反應器。預反 應器4出口的產物溫度為300-400°C，壓力為2.1-2.2兆帕。一部分被引射回其入口以提高其 入口溫度，降低過熱器的負荷，另一部分產物作為工作流體進入主引射器3引射來自于甲醇 引射器2的200-230°C，壓力為2.0-2.1兆帕的混合氣體并進一步混合后以溫度280-300°C， 壓力為2.1-2.2兆帕進入主反應器6。主反應器6內裝填ZSM-5催化劑，空速5-701^，優(yōu)選45-501Γ 1。主反應器可以用固定床反應器，優(yōu)選移動床反應器。由主反應器6出來的產物的成分 為低碳烯烴、水、芳烴等，允許有小量未反應的甲醇。主反應器出口溫度為360-440°C，壓力 為2.0-2.1兆帕的產物分為兩路，一路先經甲醇引射器2混合降溫至200-230°C，再由主引射 器3引射混合升壓升溫至280-300°C，壓力為2.1-2.2兆帕后返回入口以控制溫度，另一路為 后引射器8的工作流體引射來自于輕烴引射器7出口的50-80 °C氣體混合后以220-260 °C的 溫度，1.9-2.0兆帕的壓力進入后反應器9，后反應器9出口產物溫度為280-360°C，1.8-1.9 兆帕的壓力進入換熱系統(tǒng)10,被冷卻降溫至40-80°C后進入油水氣分離系統(tǒng)12,自油水氣分 離系統(tǒng)12出來的水進入水處理系統(tǒng)11，氣相被輕烴引射器7引射回后反應器，液相油被升壓 栗13加壓至2.4-2.6兆帕后進入脫輕烴塔14,脫輕烴塔14塔頂壓力為2.2-2.4兆帕，溫度為 40-60°C的氣體作為輕烴引射器7的工作流體返回后反應器9。脫輕烴塔14塔底液進入脫重 烴塔15,脫重烴塔15塔底產物進入重烴罐16緩存，再經輕烴引射器7返回后反應器9。脫重烴 塔15塔頂為產品汽油或汽油組分。干氣進入干氣系統(tǒng)18發(fā)電供熱或外送。后反應器9內裝填 ZSM-5催化劑，空速0.5-21Γ1。后反應器可選用固定床反應器或移動床反應器。在后反應器9 內，小量未反應的甲醇繼續(xù)反應，控制溫度200-300°C，空速較低以確保后反應器出口產物 無甲醇。在后反應器內，還完成低碳烯烴的疊合、加氫、烷基化、異構化、芳烴歧化等過程。各 廣品的收率如表1所不。
[0066]實施例2:甲醇制柴油組分
[0067] 柴油是包含碳數(shù)為C10到C22以上多種烴類的混合物，允許含有適量醇醚酯組分。 長鏈烷烴為優(yōu)質組分，十六烷值高，但凝點也高。單環(huán)長側鏈芳烴和環(huán)烷烴具有適中的十六 烷值和凝點。與甲醇制汽油工藝相比，后反應器采用疊合催化劑。
[0068] 原料甲醇被甲醇原料栗1升壓至2.5-2.6兆帕后分為兩路，一路作為甲醇引射器2 的工作流體；另一路經換熱系統(tǒng)10被高溫產物預熱蒸發(fā)過熱至溫度為160-200°C，壓力為 2.3- 2.4兆帕后進入預引射器5作為工作流體引射預反應器4出口的部分300-400°C的產物 后混合升溫至230-260°C，壓力為2.2-2.3兆帕后進入預反應器4反應升溫至300-400°C。預 反應器內裝填氧化鋁醚化催化劑，空速1-21Γ 1。預反應器優(yōu)先選用固定床反應器。預反應器4 出口的產物溫度為300-400°C，壓力為2.1-2.2兆帕。一部分被引射回其入口以提高其入口 溫度，降低過熱器的負荷，另一部分產物作為工作流體進入主引射器3引射來自于甲醇引射 器2的200-230°C，壓力為2 · 0-2 · 1兆帕的混合氣體并進一步混合后以溫度280-300°C，壓力 為2.1-2.2兆帕進入主反應器6。主反應器6內裝填ZSM-5催化劑，空速5-70h- 1，優(yōu)選45-50h 4。主反應器可以用固定床反應器，優(yōu)選移動床反應器。由主反應器6出來的產物的成分為低 碳烯烴、水、芳烴等，允許有小量未反應的甲醇。主反應器出口溫度為360-440°C，壓力為 2.0-2.1兆帕的產物分為兩路，一路先經由甲醇引射器2混合降溫至200-230°C，再由主引射 器3引射混合升壓升溫至280-300°C，壓力為2.1-2.2兆帕后返回入口以控制溫度，另一路為 后引射器8的工作流體引射來自于輕烴引射器7出口的50-80 °C氣體混合后以150-180 °C的 溫度，1.9-2.0兆帕的壓力進入后反應器9，后反應器9出口產物溫度為250-300°C，1.8-1.9 兆帕進入換熱系統(tǒng)10,被冷卻降溫至40-80°C后進入油水氣分離系統(tǒng)12,自油水氣分離系統(tǒng) 12出來的水進入水處理系統(tǒng)11，氣相被輕烴引射器7引射回后反應器，液相油被升壓栗13加 壓至2.4-2.6兆帕后進入脫輕烴塔14，脫輕烴塔14塔頂壓力為2.2-2.4兆帕，溫度為40-60°C 的氣體作為烴引射器7的工作流體返回后反應器。脫輕烴塔14塔底液進入脫重烴塔15,脫重 烴塔塔底產物進入重烴罐16緩存，或經輕烴引射器7返回后反應器。塔頂為產品柴油或柴油 組分。干氣進入干氣系統(tǒng)18發(fā)電供熱或外送。后反應器9內裝填疊合催化劑，空速0.5-21Γ 1。 在后反應器9內，小量未反應的甲醇繼續(xù)反應，控制溫度200-300°C，空速較低以確保后反應 器出口產物無甲醇。在后反應器內，還完成低碳烯烴的醚化、疊合、裂解、加氫、烷基化、異構 化等過程。各產品的收率如表1所示。
[0069] 以上所述的實施例僅是對本發(fā)明的優(yōu)選實施方式進行描述，并非對本發(fā)明的范圍 進行限定，在不脫離本發(fā)明設計精神的前提下，本領域普通技術人員對本發(fā)明的技術方案 做出的各種變形和改進，均應落入本發(fā)明權利要求書確定的保護范圍內。
[0070] 表1產物組成
【主權項】
1. 一種甲醇制烴的反應裝置，其特征在于，由甲醇原料栗（I)，甲醇引射器（2)，主引射 器(3)，預反應器(4)，預引射器(5)，主反應器(6)，輕烴引射器(7)，后引射器(8)，后反應器 (9) ，換熱系統(tǒng)（10)，水處理系統(tǒng)（11)，油水氣分離系統(tǒng)（12)，升壓栗（13)，脫輕烴塔(14)，脫 重烴塔(15)，重烴緩沖罐(16)，產品汽油罐(17)，干氣系統(tǒng)（18)組成； 所述甲醇原料栗（1)出口 一路通過甲醇引射器（2)與主引射器(3)連接，另一路經換熱 系統(tǒng)（10)連接預引射器(5);預反應器(4)的入口端連接預引射器(5)，出口端一路返回預引 射器(5)，另一路連接主引射器(3)的入口；主反應器(6)的出口分為兩路，一路返回甲醇引 射器(2)，另一路通過后引射器(8)與后反應器(9)連接；后反應器(9)的出口經過換熱系統(tǒng) (10) 與油水氣分離系統(tǒng)（12)連接;油水氣分離系統(tǒng)（12)出口分三路，水相連接水處理系統(tǒng) (11) ，干氣被輕烴引射器(7)引射回后引射器(8)，另一部分干氣經過干氣系統(tǒng)（18)發(fā)電供 熱或外送，液相油經升壓栗（13)與脫輕烴塔（14)連接，脫輕烴塔（14)塔頂連接輕烴引射器 (7)，脫輕烴塔（14)塔底連接脫重烴塔（15)，脫重烴塔（15)塔頂連接產品汽油儲罐（17)，塔 底連接重烴緩沖罐(16)。2. 一種甲醇制烴的工藝方法，包括下列步驟： (1) 預反應階段:預反應系統(tǒng)包括預引射器、預反應器，來自換熱系統(tǒng)的甲醇蒸汽作為 預引射器的工作流體，引射預反應器出口的部分產物，循環(huán)回預反應器，在預反應器內發(fā)生 醚化反應后的產物一部分被預引射器循環(huán)回預反應器入口，與甲醇蒸汽混合使甲醇蒸汽過 熱到反應溫度進入醚化反應器，另一部分產物先作為主引射器的工作流體，后進入主反應 系統(tǒng)； (2) 主反應階段:主反應系統(tǒng)由主引射器、主反應器、甲醇引射器組成；甲醇引射器的工 作流體是來自原料甲醇栗，甲醇引射器引射主反應器出口的部分產物，進入主引射器，后循 環(huán)回主反應器，主反應階段發(fā)生二甲醚和甲醇生成低碳烯烴和水的反應，部分低碳烯烴聚 合和芳構化等反應； (3) 后反應階段：后反應系統(tǒng)包括后引射器、后反應器、輕烴引射器、換熱系統(tǒng)、油水氣 分離系統(tǒng)、水處理系統(tǒng)、升壓栗、脫輕烴塔、脫重烴塔、產品汽油罐、重烴緩沖罐、干氣系統(tǒng)； 采用后反應器進一步完成芳構化，芳烴歧化、烷基化，疊合等過程。3. 根據(jù)權利要求2所述的甲醇制烴的工藝方法，其特征在于，預反應系統(tǒng)的反應溫度為 160-420°C，反應空速為l_70h- 1，反應壓力為0 · 2-3 · OMPa，循環(huán)比為0 · 1-3; 主反應系統(tǒng)的反應溫度為160-420°C，反應空速為WOlT1，反應壓力為0.2-3. OMPa，循 環(huán)比為2-20; 后反應系統(tǒng)的反應溫度為160-420°C，反應空速為0. δ-ΙΟΙΓ1，反應壓力為0.2-3. OMPa， 循環(huán)比為1-20。4. 根據(jù)權利要求3所述的甲醇制烴的工藝方法，其特征在于： 預反應系統(tǒng)的反應溫度為260-320°C，反應空速為1.25-31Γ1，反應壓力為1.5-2.6MPa， 循環(huán)比為0.5-1.5; 主反應系統(tǒng)的反應溫度為260-350°C，反應空速為2-10h-1，反應壓力為1.2-2.4MPa，循 環(huán)比為3-6; 后反應系統(tǒng)的反應溫度為300-400 °C，反應空速為1-21Γ1，反應壓力為1.2-2.2MPa，循環(huán) 比為3-5。5.根據(jù)權利要求2所述的甲醇制烴的工藝方法，其特征在于，所述后反應器的出口產物 經過換熱系統(tǒng)降溫，進入油水氣分離系統(tǒng)，將含有的C3以上的組分液化分離，用升壓栗使其 增壓后進入脫輕烴塔，塔頂組分C3-C4經過輕烴引射器循環(huán)回后反應系統(tǒng)，重組分進入脫重 烴塔，塔頂為汽油組分，進入產品汽油罐，含有均四甲苯的重汽油組分中的ClO及以上重芳 烴組分通過輕烴引射器循環(huán)回后反應系統(tǒng)，與新生成的低碳烯烴、輕芳烴等混合后發(fā)生歧 化、裂解等反應生成C9及以下輕芳烴，成為沸點、凝點合格且辛烷值高的汽油組分，重汽油 組分中的低辛烷值C9以上烷烴組分發(fā)生裂解反應生成較高辛烷值的C9以下烴成為合格汽 油組分，不斷循環(huán)從而實現(xiàn)不副產重汽油組分。
【文檔編號】C10G3/00GK105885912SQ201610438258
【公開日】2016年8月24日
【申請日】2016年6月20日
【發(fā)明人】馬延春
【申請人】馬延春