CN105367375A - 一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明属于能源利用技术领域，特别涉及一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***和方法。所述分离***包括液-液-气三相分离塔、工艺气压缩机、脱碳塔、变温吸附装置、丙烯冷却器、液化气分离器、液化气产品罐区、芳构化反应器、变压吸附装置、甲醇转化装置、燃料气管网和碱液池。本发明工艺流程短，操作简单，物料没有循环，对***的负荷影响较小，运行成本低。该工艺每小时可回收液化气1400～2000Kg，原料来源充足，能较好地解决甲醇反应后产生过多液化气的问题，也可以为轻烃反应器提供大量的原料。

Description

一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***和方法
技术领域
本发明属于能源利用技术领域，特别涉及一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***和方法。
背景技术
煤制甲醇技术已经很普遍，甲醇现处于产能过剩状态。而甲醇制芳烃技术仍属于新兴产业，此技术除生产市场缺口大、应用广泛的新产品芳烃外，甲醇还能在ZSM-5双功能催化剂上反应，产生大量的液化气。这些液化气的分离与利用是影响装置投资及产品成本的关键因素，可以根据市场的需求进行不同的转化：其一，分离并直接送液化气储罐区作为产品销售，其二，液化气作为生产芳烃的原料，进入芳构化反应器，转化为芳烃送到芳烃罐区作为产品销售。因此，根据市场的需求和产物自身的特点，设计出合理的工艺，实现产品利益最大化，进一步降低产品的分离能耗是其正确的发展方向。
CN103740421B公开了一种醚后液化气脱C3的工艺，将醚后液化气经水洗塔除去甲醇、金属阳离子等杂质后，进入脱C3塔脱去C3馏分，但是没有涉及到C3的后续转化。
CN103755513A公开了一种醚后液化气回收C4工艺，将富含正丁烯的物料进行骨架异构化生产异丁烯能达到异丁烯增产的目的，但是未涉及到产品分离后进一步转化成高附加值新产品的工艺，无法达到产品利益的最大化。
CN104277880A公开了一种利用离子液体从干气或工业尾气中吸收分离轻烃的方法，以离子液体或离子液体和分子溶剂的混合溶剂作为吸收剂，与干气或工业尾气接触，得到含轻烃的吸收液，再经解吸分离得到轻烃；所述的轻烃为主要含C2～C4的烷烃或烯烃，此技术工艺利用的是油吸收工艺。
发明内容
为克服现有技术的不足，本发明提供了一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***和方法，具体技术方案如下：
一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***，所述分离***包括液-液-气三相分离塔1、工艺气压缩机2、脱碳塔3、变温吸附装置4、丙烯冷却器5、液化气分离器6、液化气产品罐区7、芳构化反应器8、变压吸附装置9、甲醇转化装置10、燃料气管网11和碱液池12；
所述液-液-气三相分离塔1、工艺气压缩机2、脱碳塔3、变温吸附装置4、丙烯冷却器5和液化气分离器6依次相连；液化气分离器6的出口分别与液化气产品罐区7的入口、芳构化反应器8的入口、变压吸附装置9的入口连接，变压吸附装置9的出口分别与甲醇转化装置10的入口、燃料气管网11的入口连接，且变压吸附装置9的出口也与液化气分离器6相连。
进一步地，所述脱碳塔3与碱液池12双向连接。所述变温吸附装置4由一台预吸附塔与两台吸附塔组成。
利用如上所述的分离***进行甲醇制芳烃副产液化气分离的方法，具体步骤如下：
a.以甲醇制芳烃副产的低碳烃为原料，利用液-液-气三相分离塔1分离得到油相产品13、水相产品14和气相产品，其中气相产品进入工艺气压缩机2被压缩；
b.被压缩的气相产品进入脱碳塔3，并在碱液池12进行碱洗和水洗，脱除二氧化碳；
c.脱碳后的气相产物进入变温吸附装置4，进行变温吸附干燥；
d.变温吸附干燥后的气相产物进入丙烯冷却器5，其中的液化气组分在此处冷却为液相；
e.冷却后的气液混合产物进入液化气分离器6进行气液分离，得到的液相产物为液化气；部分液化气直接外送到液化气产品罐区7，作为液化气产品，剩余的液化气直接进入芳构化反应器8作为制备芳烃的原料；气液分离得到的气相产物为含氢气和乙烷的干气，进入变压吸附装置9，经变压吸附后的产品气部分经甲醇转化装置10转化为水煤气，用于合成甲醇，剩余的产品气与液化气分离器6的液相产物混合，作为液化气产品；变压吸附装置9的吸附尾气进入燃料气管网11提供反应原料预热炉所需的燃料。
步骤e得到的液化气产品为C3～C5烷烃。
步骤b中，脱碳塔的塔顶温度为10～50℃，塔底温度为30～80℃，脱碳塔的塔底温度可以通过反应气相产物的余热来控制，进行能量的综合利用，以控制塔顶产品中液化气的损失；在脱碳塔内的操作温度为60～220℃，压力为0.1～2.0MPa；在碱液池12经三段不同浓度的碱洗和一段水洗后，二氧化碳的含量由2％减少到0.002％。其中，三段碱洗的浓度从上到下依次为20％、10％和5％。
提高脱碳塔的操作压力有利于CO2的吸收，且可以缩小塔径，故碱洗操作通常是在一定的压力下进行的。但是操作压力过高，会使工艺气中重烃的露点升高，重烃在碱液池中冷凝，堵塞管道，所以操作压力控制在0.1MPa～2.0MPa。
碱液浓度的选择应该既保证一定的吸收速度(所需的塔板数不是很多)，又要使洗涤液的循环次数不多(所需的操作费用不是很大)。除了操作参数的影响外，塔板数还受碱利用率和塔板结构的影响。
步骤c中，变温吸附干燥的温度为20～180℃，压力为1.0～2.0MPa。脱碳后的工艺气经变温吸附装置进行干燥，从吸附塔顶排出未被吸附的气相为干燥净化气。干燥净化气的露点一般-30℃～-80℃，一部分干燥净化气作为吸附塔再生气，再生温度90℃～180℃，在整个过程中完全没有损耗，产品回收率达到100％。
步骤d中，丙烯冷却器5中的冷却温度为-10～-80℃，压力为0.1～2.0MPa。
步骤e中，液化气分离器6中的温度为-10～-80℃，压力为0.1～2.0MPa；甲醇转化装置10中的温度为20～40℃，压力为0.1～2.0MPa。
与现有工艺及相关发明相比，本发明具有以下优势：
1.本发明没有利用典型的深冷流程与油吸收流程：深冷流程设备投资大，热量的利用不平衡，冷剂消耗大；在寒冷的地方，采用深冷给维修带来了很大的困难；对于本发明而言，采用油吸收流程需外购吸收剂，造成投资成本加大，直接采用变压吸附装置工艺简单，纯度高；
2.本发明与石油路线相比没有脱硫装置，降低了投资成本；
3.本发明工艺流程短，操作简单，物料没有循环，对***的负荷影响较小，运行成本低。该工艺每小时可回收液化气1400～2000Kg，原料来源充足，能较好地解决甲醇反应后产生过多液化气的问题，也可以为轻烃反应器提供大量的原料。
4.根据市场变化，甲醇制芳烃副产的低碳烃可以直接转化为液化气，也可以转化为芳构化的原料，并进行再转化，用于增产芳烃，具有随机性强的特点。
附图说明
图1是本发明***结构示意图；
图中各编号的具体含义如下：1-液液气三相分离器，2-工艺气压缩机，3-脱碳塔，4-变温吸附，5-丙烯冷却，6-液化气分离器，7-液化气产品罐区，8-芳构化反应器，9-变压吸附，10-甲醇转化-装置，11-燃料气管网，12-碱液池，13-油相产品，14-水相产品。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明做进一步说明，但不限定本发明的保护范围。
实施例1
a.以甲醇制芳烃副产的低碳烃为原料，利用液-液-气三相分离塔分离得到油相产品、水相产品和气相产品，其中丙烷含量为27wt％的气相产品进入工艺气压缩机，被压缩到0.1～2.0MPa；
b.被压缩的气相产品进入脱碳塔，操作温度为60℃～220℃(120)，操作压力为0.1～2.0MPa，经三段碱洗一段水洗后，二氧化碳由原来的2％减少到0.002％左右；
c.脱碳后的气相产物进入变温吸附装置，在20℃～180℃，1.0～2.0MPa条件下进行变温吸附干燥，露点温度达到-30℃～-80℃；
d.变温吸附干燥后的气相产物进入丙烯冷却器，冷却温度-10℃～-80℃(-30)，操作压力为0.1～2.0MPa(1.5)，其中的液化气组分在此处冷却为液相；
e.冷却后的气液混合产物进入液化气分离器进行气液分离，操作温度-10℃～-80℃(-30)，操作压力0.1～2.0MPa(1.5)，得到的液相产物为液化气；部分液化气直接外送到液化气产品罐区，作为液化气产品，剩余的液化气直接进入芳构化反应器作为制备芳烃的原料。
气液分离得到的气相产物为含氢气和乙烷的干气，进入变压吸附装置，经变压吸附后的产品气部分经甲醇转化装置转化为水煤气(主要是一氧化碳与氢气)，用于合成甲醇，操作压力为0.1～2.0MPa(1.18)，操作温度为20～40℃(常温)；剩余的产品气与液化气分离器的液相产物混合，作为液化气产品；变压吸附装置的吸附尾气为富含有大量的氢气、甲烷、乙烷的干气，可以进入燃料气管网提供反应原料预热炉所需的燃料。
实施例1的流程在实际中的应用分析结果见下表1：
表1
序号 物料名称 原料组成v％ 脱碳后组成v％ 燃料气组成v％ 液化气组成v％
1 氢气 21.87 27.56 55.64 0
2 甲烷 11.56 7.66 27.7 0.38
3 乙烷 5.1 3.48 7.36 1.4
4 乙烯 4.81 3.13 2.85 0.62
5 丙烷 30.45 28.06 0.93 43.55
6 二氧化碳 0.88 0.04 0.01 0.02
7 氩气 0 0 0 0
8 氮气 0 0 0 0
9 丙烯 4.67 3.43 0.68 3.35
10 异丁烷 9.94 12.07 1.6 17.63
11 正丁烷 5.83 7.97 0.89 18.8
12 一氧化碳 0 0 0 0
13 反2丁烯 0.91 0.58 0.02 2.39
14 1-丁烯 0.34 0.87 0.01 0.59
15 异丁烯 1.32 0.38 0.03 2.37
16 顺2丁烯 0.62 1.06 0.09 2.06
17 正戊烷 1.47 3.11 0.49 5.15
18 正戊烯 0.15 0.51 1.44 1.3
19 C6+ 0.08 0.09 0.26 0.39
实施例2
a.以甲醇制芳烃副产的低碳烃为原料，利用液-液-气三相分离塔分离得到油相产品、水相产品和气相产品，其中丙烷含量为27wt％的气相产品进入工艺气压缩机，被压缩到1.4～1.7MPa；
b.被压缩的气相产品进入脱碳塔，操作温度为100℃～150℃(120)，操作压力为1.4～1.7MPa，经三段碱洗一段水洗后，二氧化碳由原来的2％减少到0.002％左右；
c.脱碳后的气相产物进入变温吸附装置，在20℃～180℃，1.0～1.4MPa条件下进行变温吸附干燥，露点温度达到-30℃～-60℃；
d.变温吸附干燥后的气相产物进入丙烯冷却器，冷却温度-20℃～-40℃(-30)，操作压力为1.4～1.8MPa(1.5)，其中的液化气组分在此处冷却为液相；
e.冷却后的气液混合产物进入液化气分离器进行气液分离，操作温度-20℃～-40℃(-30)，操作压力1.4～1.8MPa(1.5)，得到的液相产物为液化气；部分液化气直接外送到液化气产品罐区，作为液化气产品，剩余的液化气直接进入芳构化反应器作为制备芳烃的原料。
气液分离得到的气相产物为含氢气和乙烷的干气，进入变压吸附装置，经变压吸附后的产品气部分经甲醇转化装置转化为水煤气(主要是一氧化碳与氢气)，用于合成甲醇，操作压力为1.0～1.5MPa(1.18)，操作温度为20～40℃(常温)；剩余的产品气与液化气分离器的液相产物混合，作为液化气产品；变压吸附装置的吸附尾气为富含有大量的氢气、甲烷、乙烷的干气，可以进入燃料气管网提供反应原料预热炉所需的燃料。
实施例2的流程在实际中的应用分析结果见下表2：
表2
序号 物料名称 原料组成v％ 脱碳后组成v％ 燃料气组成v％ 产品组成v％
1 氢气 18.92 17.05 47.72 0
2 甲烷 9.59 8.7 31.81 0.2
3 乙烷 4.32 3.95 7.58 0.75
4 乙烯 4.17 3.56 3.85 0.33
5 丙烷 28.81 30.15 1.06 31.15
6 二氧化碳 0.45 0.01 0.01 0.01
7 氩气 0 0 0 0
8 氮气 0 0 0 0
9 丙烯 4.25 3.97 1.13 1.82
10 异丁烷 10.54 13.71 2.73 19.51
11 正丁烷 5.87 9.06 1.45 13.64
12 一氧化碳 0 0 0 0
13 反2丁烯 0.84 0.66 0.21 1.29
14 1-丁烯 0.3 0.99 0.05 0.31
15 异丁烯 1.17 0.37 0.03 1.27
16 顺2丁烯 0.56 1.75 0.11 0.76
17 正戊烷 8.39 3.53 1.84 27.65
18 正戊烯 0.95 1.53 0.23 0.67
19 C6+ 0.87 1.01 0.19 0.64
以上所述的实施例仅仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范围进行限定，凡依本发明申请范围所作的变形和改进等，均应仍归属于本发明的权利要求书涵盖范围之内。

Claims (9)

1.一种甲醇制芳烃副产液化气的分离***，其特征在于，所述分离***包括液-液-气三相分离塔(1)、工艺气压缩机(2)、脱碳塔(3)、变温吸附装置(4)、丙烯冷却器(5)、液化气分离器(6)、液化气产品罐区(7)、芳构化反应器(8)、变压吸附装置(9)、甲醇转化装置(10)、燃料气管网(11)和碱液池(12)；
所述液-液-气三相分离塔(1)、工艺气压缩机(2)、脱碳塔(3)、变温吸附装置(4)、丙烯冷却器(5)和液化气分离器(6)依次相连；液化气分离器(6)的出口分别与液化气产品罐区(7)的入口、芳构化反应器(8)的入口、变压吸附装置(9)的入口连接，变压吸附装置(9)的出口分别与甲醇转化装置(10)的入口、燃料气管网(11)的入口连接，且变压吸附装置(9)的出口也与液化气分离器(6)相连。
2.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，所述脱碳塔(3)与碱液池(12)双向连接。
3.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，所述变温吸附装置(4)由一台预吸附塔与两台吸附塔组成。
4.利用权利要求1-3任一项所述的分离***进行甲醇制芳烃副产液化气分离的方法，其特征在于，具体步骤如下：
a.以甲醇制芳烃副产的低碳烃为原料，利用液-液-气三相分离塔(1)分离得到油相产品(13)、水相产品(14)和气相产品，其中气相产品进入工艺气压缩机(2)被压缩；
b.被压缩的气相产品进入脱碳塔(3)，并在碱液池(12)进行碱洗和水洗，脱除二氧化碳；
c.脱碳后的气相产物进入变温吸附装置(4)，进行变温吸附干燥；
d.变温吸附干燥后的气相产物进入丙烯冷却器(5)，其中的液化气组分在此处冷却为液相；
e.冷却后的气液混合产物进入液化气分离器(6)进行气液分离，得到的液相产物为液化气；部分液化气直接外送到液化气产品罐区(7)，作为液化气产品，剩余的液化气直接进入芳构化反应器(8)作为制备芳烃的原料；气液分离得到的气相产物为含氢气和乙烷的干气，进入变压吸附装置(9)，经变压吸附后的产品气部分经甲醇转化装置(10)转化为水煤气，用于合成甲醇，剩余的产品气与液化气分离器(6)的液相产物混合，作为液化气产品；变压吸附装置(9)的吸附尾气进入燃料气管网(11)提供反应原料预热炉所需的燃料。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤e得到的液化气产品为C3～C5烷烃。
6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤b中，脱碳塔的塔顶温度为10～50℃，塔底温度为30～80℃，在脱碳塔内的操作温度为60～220℃，压力为0.1～2.0MPa，在碱液池(12)进行碱洗和水洗后，二氧化碳的含量由2％减少到0.002％。
7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤c中，变温吸附干燥的温度为20～180℃，压力为1.0～2.0MPa。
8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤d中，丙烯冷却器(5)中的冷却温度为-10～-80℃，压力为0.1～2.0MPa。
9.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，步骤e中，液化气分离器(6)中的温度为-10～-80℃，压力为0.1～2.0MPa；甲醇转化装置(10)中的温度为20～40℃，压力为0.1～2.0MPa。
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