CN102391888B - 甲醇制烃基燃料的生产工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及甲醇制烃基燃料(MTHF)的生产工艺，属清洁能源生产工艺技术领域，通过甲醇的醚化和烃化反应制取烃基燃料，创新地实现了甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。与现有技术相比，本发明的烃基燃料生产工艺，设备简单，经济成本低，流程短，运行安全，对环境友好无污染，产品产率高，所得产品无需进行加氢、异构化和分馏等深度加工处理，即达到甚至超过G(欧)III、G(欧)Ⅳ清洁汽油排放标准，属清洁能源生产工艺；并为迄今为止逢化工生产必污染环境的重大课题提供了解决方案，也为当前能源危机的解决提供了一个良好的途径，适于大规模工业化推广应用。
Description
技术领域
本发明涉及甲醇制烃基燃料(MTHF)的生产工艺，属清洁能源生产工艺技术领域。
背景技术
随着经济的迅速发展，能源危机和环境污染日益严峻，其中，对于石油这种最重要的能源，各国分别进行储备或争夺，同时，大量的科学研究也围绕代油能源进行，如太阳能、风能、生物质能等能源的开发利用，以期做到与汽油、柴油等石油类产品同效，且能够有效保护环境，但在实际应用过程中，因技术成熟度、地质气候、地域经济等条件的限制，很难做到经济成本、使用效果、环境保护等全方位价值的立体实现。
目前，石油主要产品之一的汽油，作为应用最广泛的燃料，人们从多个角度对其进行研究开发，主要有两方面，一方面是调制替代品，另一方面是通过石油之外的其他物质进行生产制备。
对于调制的汽油替代品，主要是将甲醇、乙醇、二甲醚、以及一些醇酯、生物油脂等物质与汽油进行调制混合，再利用一些助溶剂、抗氧剂等进行性能完善，已获得大量产品，如：用于点燃式发动机的汽油、E10乙醇汽油、M15甲醇汽油、M25甲醇汽油等。这些产品在一定程度上节省了日益紧缺且价格高涨的汽油燃料，但其在热值、动力性能、使用范围、环境保护、经济性等方面受限，且不能普遍推广应用。
对于通过石油之外的其他物质进行生产制备替代石化汽油的方法，是探索解决能源危机的重要途径之一，研究比较广泛，如煤制油、生物制油、甲醇制油、乙醇制油等，这些生产工艺的直接产品是各种烃类组分以及其他一些杂质，需对其进行分离、精制，才能得到C5～C15的汽油、柴油组分，有些产品还需进行异构化、加氢等深度加工处理，成品时还需另加一些进行性能改良的助剂、添加剂(如MTBE和MMT)等，以使其接近石化汽油的性能标准，满足辛烷值等方面的要求，进而达到通用的汽油标准。相关生产工艺在流程、经济成本、产品质量等方面良莠不齐，且生产及使用中都在不同程度上对环境造成污染，有待深入改进和提高。
各生产工艺中，以甲醇制油等燃料的工艺因原料甲醇来源广泛、成本低而研究相对深入、成熟。现有技术中，发明专利ZL 200610048298.9提供了一种甲醇一步法制取烃类产品的工艺，其将原料甲醇加热后，进入装有酸性硅铝沸石分子筛催化剂的甲醇转化反应器内，在一定的条件下，转化为烃类产品混合物，冷却分离得液体C5+烃类产品和气相部分，气相部分进入循环压缩机，压缩后得到的液体一部分作为液化石油气产品离开系统，另一部分作为循环物料与原料甲醇混合，返回反应器中进行进一步的反应。该工艺相对传统工艺流程缩短，简化相关操作，但其为维持系统稳定，将气液分离后的一部分气相产物作为驰放气排放到系统外，从而不可避免地加大了产品的成本，同时又对环境造成污染。
发明专利ZL200710062039.6提供了一种甲醇制汽油技术，其将甲醇蒸汽送入至少设有三个ZSM-5型催化剂床层的汽油合成反应器内反应生成汽油。该工艺制备汽油的同时还能制备二甲醚，其主要解决了两种反应的控温问题，利用四种方法对汽油合成反应器内的温度进行控制，但是，其所得产品需要进一步精馏加工，才能够符合应用需要，同时，其工艺相对复杂，限制条件较多，不利于大规模工业化生产。
发明专利201010109793.2提供了一种应用流化床工艺甲醇生产汽油的方法，其将粗甲醇蒸气从流化床反应器的下部进入，与催化剂接触进行反应；反应后的部分催化剂以一定的移出量从反应器的上部移出，进行再生，然后由再生器以相同的移出量从反应器的下部进行补充，周而复始，循环进行。反应产物从流化床反应器的顶部流出，经过气固分离，得到的催化剂粉末重新进入流化床反应器，气体先进入冷却后，再进行气液分离，用气柜收集分离出来的轻烃气体，然后经压缩送入流化床反应器进行轻烃循环，分离出来的液体进行液体分离得到汽油和水。该发明所得产品性能较好，有效降低了催化剂的损耗成本，但是，其流程相对复杂，生产控制难度大，尤其是再生气的通入，不可避免地会使生产安全受到影响，同时，使产品中增加了含氮、硫等燃烧后易造成环境污染的物质。
此外，US61022804提供了一种代油燃料，该燃料包括一种或多种C5～C8的直链或支链烷烃的烃类组分，其中，烃类的抗爆指数达到65以上，蒸汽压低于1atm；还提供了一种无水乙醇燃料，以及一种能够使烃类组分与无水乙醇燃料互溶的共溶剂，其中，烃类组分、无水乙醇燃料、共溶剂按一定量共存，能够使代油燃料的抗爆性达到87以上，蒸汽压最高达到1大气压，同时，其基本上不含有烯烃、芳烃及硫。该发明所涉及的产品清洁环保，但其生产工艺相对复杂。
EA19980000995 19970501提供了一种燃料，该燃料包括含有一种或多种C4～C8的直链或支链烷烃的烃类组分及一种无水甲醇(乙醇)燃料，其中，所述烃类组分的抗爆性达到65以上，蒸汽压低于1atm；还提供了一种能够将使所述烃类组分和无水乙醇燃料互溶的共溶剂，所述无水甲醇(乙醇)燃料和共溶剂以一定量共存能够形成一种汽车燃料，其抗爆性指数达到87以上，蒸汽压可以达到0.8atm、1atm，且燃料组分中基本不含有烯烃、芳烃和硫，再与一定量的天然汽油燃料以及添加剂正丁烷混合，可使燃料抗爆指数达到92.5。该发明所提供燃料性能优良，但制备工艺相对复杂。
发明内容
本发明的目的是，针对现有技术存在的问题，提供一种甲醇制烃基燃料(MTHF)的生产工艺，以精简的生产流程、低经济成本、清洁环保技术，制备以优质汽油组分烃类为基础组分并且含有助溶、助燃力强的含氧化合物多碳醇和醚类的优质代油燃料，即“烃基燃料”，无需另行调配加工，即可替代93号以上的汽油、E10乙醇汽油、M15甲醇汽油、M25甲醇汽油等燃料，同时，达到高效能清洁燃料标准。
本发明提供的甲醇制烃基燃料的生产工艺包括如下步骤：
(1)甲醇气化
将原料甲醇升压后，进入预热器进行预热升温，再进入气化塔进行气化，气化为气态甲醇；
(2)二甲醚的制备
将步骤(1)中所得到的气态甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温后，再进入二甲醚反应器内催化剂床层的顶部，自上而下通过催化剂床层，进行脱水缩合反应，得到以二甲醚为主的反应产物，自催化剂床层底部流出；
(3)烃类组分的制备
将步骤(2)中所得到的以二甲醚为主的反应产物经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压后，与循环气以及来自回收塔的气体汇合，经烃化反应器的进出口换热器再加热升温，然后，进入烃化反应器中催化剂床层的顶部，自上而下通过催化剂床层，进行烃化反应，得到以烃类产物为主的烃化产物，自催化剂床层底部流出；
(4)烃化产物冷却
将步骤(3)中所得到的烃化产物，先后依次通过烃化反应器的进出口换热器、步骤(1)中原料甲醇的气化塔的再沸器、干燥器前的换热器、回收塔循环蒸发器、步骤(1)中原料甲醇的预热器、软水加热器、水冷器，进行降温降压，同时，充分回收利用反应热；
(5)产物分离
将步骤(4)中冷却后所得到的烃化产物和水，先进入第一油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入油水中间槽；所分离出的气态烃化产物进入氨冷器，经液氨冷却后，再进入第二油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入第一次分离所得液态烃化产物和水所进入的油水中间槽，所分离出的气态烃化产物进入吸收塔前的干燥器；
进入油水中间槽的液态烃化产物和水，再经切水器进一步分离，使分离后的烃化产物流入产品槽，剩余残液进入回收塔进行净化处理；
回收塔塔釜中的水连续抽出一部分，送入锅炉生产蒸汽，所得蒸汽能够用于发电以及系统开车时的甲醇预热、甲醇气化等，同时，回收塔塔顶中的气体出回收塔与循环气、步骤(2)的反应产物汇合到烃化反应器作为烃化反应的原料；
第二油水分离器分离出的气态烃化产物进入吸收塔前，先进入步骤(4)中所述的干燥器，脱除所含微量的水后，再进入吸收塔，被吸收塔中的吸收剂吸收。经吸收剂吸收后所得液体产品的含氧量达到≥2.0％以上时，将吸收后的液体产品送入步骤(5)所述产品槽中，同时，将新的吸收剂投入循环继续使用；所余未被吸收的气态烃化产物自吸收塔出口进入循环机，出循环机后的循环气与来自回收塔的气体、步骤(2)的反应产物汇合进入烃化反应器作为烃化反应的原料。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所述步骤(1)中，甲醇经泵升压至0.75～0.85MPa后预热至80～90℃，再进行气化，气化后温度为110～140℃、压力为0.7～0.85MPa。
所述步骤(1)中的原料甲醇为精甲醇或者粗甲醇，其中，精甲醇优选为符合GB338标准的精甲醇，粗甲醇优选为含水量4％～8％的粗甲醇，因此，本发明的生产工艺原料来源广泛且成本低。
所述步骤(2)中，由步骤(1)所得的气态甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温至250～270℃后，进入二甲醚反应器中进行反应，反应条件为压力0.7～0.8MPa、热点温度360～380℃、空速1.5～2.0h-1。
所述步骤(2)中，二甲醚反应器中催化剂床层为自上而下设置的三个冷激催化剂床层。
所述步骤(2)中，二甲醚反应器中的催化剂为西南化工研究院研制并已商业化生产的CNM-3催化剂。
所述步骤(3)中，由步骤(2)所制得的以二甲醚为主的反应产物自催化剂床层底部流出后，经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压至120～140℃、0.6～0.7MPa，与循环气以及来自回收塔的气体汇合后，经烃化反应器的进出口换热器加热升温至350～370℃后，进入烃化反应器进行烃化反应，反应条件为压力0.65～0.70MPa、热点温度430～480℃、空速1.5～2.0h-1。
所述步骤(3)中，烃化反应器中催化剂床层为自上而下设置的三个冷激催化剂床层。
所述步骤(3)中，烃化反应器中的催化剂为南开大学研制并生产的的NKC-18催化剂。
所述步骤(4)中，由步骤(3)中所制得的烃化产物自烃化反应器的催化剂床层底部流出后，先经过烃化反应器的进出口换热器降温至200～230℃、降压至0.5～0.6MPa，再经过步骤(1)中原料甲醇的气化塔的再沸器降温至150～170℃、降压至0.5～0.58MPa，接着经过干燥器前的换热器降温至135～145℃、降压至0.5～0.57MPa，再经过回收塔循环蒸发器降温至120～140℃、降压至0.47～0.56MPa，然后，经过步骤(1)中原料甲醇的预热器降温至100～125℃、降压至0.47～0.56MPa，再经过软水加热器降温至60～80℃、降压至0.46～0.56MPa，最后经过水冷器降温至65℃以下，降压至0.45～0.55MPa。
所述步骤(5)中，烃化产物经第一油水分离器分离后，所得的气态烃化产物的温度为50～60℃，压力为0.4～0.5MPa，进入氨冷器经液氨冷却后，其降温至10℃以下，降压至0.4～0.5MPa。
所述步骤(5)中，第二油水分离器采用超滤技术。
所述步骤(5)中，被第二油水分离器分离出的气态烃化产物温度为15℃以下、压力为0.35～0.48MPa。
所述步骤(5)中，回收塔塔顶中的气体压力为0.7～0.85MPa。
所述步骤(5)中，所述剩余未被吸收剂吸收的气体自吸收塔出口在0.3～0.5MPa下进入循环机，循环机出口的循环气气体压力在0.7～0.75MPa。
所述步骤(5)中吸收剂吸收气态烃化产物中C1～C4的烃，包括甲烷、乙烷、丙烷、正丁烷、二甲基丙烷、异丁烷、乙烯、丙烯、异丁烯、顺-2-丁烯、丁烯-1、反-2-丁烯、正丁烯、1，3-丁烯、二甲醚等。
所述步骤(5)中吸收塔中的吸收剂含有母液、吸收助剂及甲醇，其中，其中，母液的质量含量为30％，吸收助剂的质量含量为0.05～0.5％，甲醇的质量含量为69.5％～69.95％；所述吸收剂的功能是更好地吸收烃化产物中的未彻底分离的烃类组分，主要是吸收C1～C4烃，使产品收率得到有效提高。
所述吸收剂中的母液为所述步骤(5)中所述产品槽中的产品。
所述吸收剂中的甲醇为质量百分比达到70％以上的甲醇。
所述吸收助剂为多碳醇和醚类组成的液态混合物，所述多碳醇和醚类为C4～C15的醇类、C2～C15的醚类物质，包括本发明生产工艺系统中所生成的微量的二甲醚、甲基叔丁基醚、二异丙基醚、甲基叔戊基醚和乙醇、异丙醇、己醇、辛醇、环己醇、壬醇等各种醇类、醚类副产物，因此，所述步骤(2)和步骤(3)中脱水反应的副产物，除了水分以外，都无需分离除去，均能够作为吸收剂中吸收助剂的自动补充来源；所述吸收助剂能够促进醇油互溶，并能够在被吸收物分压极低的工况下，高效吸收各种优质汽油的烃类组分，利于提高优质汽油组分的产品收率。
所述干燥器中的干燥剂为可再生的干燥剂或者吸收剂，是氧化铝、4A分子筛、ZSM-5分子筛、3A分子筛、13X分子筛中的一种或多种，优选为南开大学催化剂厂生产的NKF-3A脱水分子筛。
所述步骤(2)中未完全脱水转化的甲醇也无需分离除去，能够在步骤(3)的的烃化塔中转化为烃类和烃基燃料的异构体，作为辛烷值增加剂留在产物中。
通过气相色谱、石油产品蒸馏试验器、热值仪、雷德蒸汽压分析仪、辛烷值测试仪、硫含量分析仪、费休水分测定仪、酸度仪等对产品进行分析测试。
分析结果表明，本发明所得产品包括90％以上的优质汽油的烃类组分、0.5％以上的多碳醇和醚类、6％以下的甲醇、以及低于0.5％的水，研究法辛烷值≥93，其中，所含优质汽油的烃类组分主要是异构化的C4～C10的低碳烷烃和其它高辛烷值和高热值的烃类，其性能相当于93号以上的优质汽油，能够替代石油燃料，同时，产品中2％以上的内含氧使其能够燃烧完全，且硫含量极低，以及良好的蒸发性、稳定性、抗腐蚀性，能够达到G(欧)III、G(欧)IV清洁汽油排放标准；再者，回收塔净化处理后的水达到地表水排放标准；此外，本发明的产品产率高达99％以上，而每吨产品耗用甲醇原料低于2.7吨，使工艺总生产成本远低于通过石油炼制汽油、煤制油、生物制油等工艺所耗成本。
本发明的生产工艺步骤(2)和步骤(3)中，所产生的反应热在整个生产系统中得到充分利用，所余未反应的少量原料甲醇以及所生成的各种副产物均得到有效吸收和利用，对于原料甲醇所携带的水以及反应所生成的水也都分别得到充分利用，且最后经回收塔净化处理后达到地表水排放标准，能够作为锅炉生产蒸汽等再利用，同时，本发明的生产工艺系统压力始终保持在1MPa以下，有效避免了压力变化可能导致的异常工况发生，充分保障了生产安全，总体上，实现了工业化的完全闭路生产。
本发明的有益效果是：
1、本发明的闭路生产工艺，达到了保护环境与工业生产的和谐并举，为迄今为止逢化工生产必污染环境的重大课题提供了解决方案，也为当前能源危机的解决提供了一个良好的途径；
2、本发明的创新生产工艺，二步法固定床甲醇脱水缩合的闭路式一体化生产与传统MTG工艺相比，无需进行加氢、异构化和分馏等深度加工处理，流程短，设备简单，能够有效进行反应控制，运行安全，对环境友好无污染，节能减耗，经济成本低，产品产率高，属清洁能源生产工艺，适于大规模工业化推广应用；
3、本发明所制备的产品是以优质汽油的烃类组分为主要组成的燃料，并且含有助溶、助燃力强的多碳醇和醚类，无需另行调配，即可替代93号以上的汽油、E10乙醇汽油、M15甲醇汽油、M25甲醇汽油等燃料，能够直接用于点燃式发动机驱动汽车或者其它机械，并且达到甚至超过G(欧)III、G(欧)Ⅳ清洁汽油排放标准，性能优良，辛烷值高，燃烧完全，硫、氮含量极低，益于环境保护，适于广泛应用。
具体实施方式
实施例1
步骤(1)甲醇气化
以符合GB338标准的精甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.83MPa后，进入预热器预热至85℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为126℃、压力为0.80MPa。
步骤(2)二甲醚的制备
将步骤(1)中所得到的气化甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温至270℃后，使其进入二甲醚反应器内催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行脱水缩合反应，反应所用催化剂为由西南化工研究院研制并已商业化生产的CNM-3催化剂，反应压力为0.8MPa、热点温度为380℃、空速为2.0h-1，得到以二甲醚为主的反应产物，反应产物自催化剂床层底部流出。
步骤(3)烃类组分的制备
将步骤(2)中所得到的以二甲醚为主的反应产物经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压至140℃、0.7MPa后，与循环气以及来自回收塔的气体汇合，经烃化反应器的进出口换热器再加热升温至370℃后，进入烃化反应器中催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行烃化反应，反应所用催化剂为由南开大学研制并生产的的NKC-18催化剂，反应压力为0.70MPa、热点温度480℃、空速2.0h-1，得到以烃类产物为主的烃化产物，反应产物自催化剂床层底部流出。
步骤(4)烃化产物冷却
使步骤(3)中自烃化反应器的催化剂床层底部流出的烃化产物，先经过烃化反应器的进出口换热器降温降压至230℃、0.6MPa，再经过步骤(1)中原料甲醇的气化塔的再沸器降温降压至170℃、0.53MPa，接着经过分子筛干燥器前的换热器降温降压至145℃、0.51MPa，再经过回收塔循环蒸发器降温降压至135℃、0.49MPa，然后，经过步骤(1)中原料甲醇的预热器降温降压至120℃、0.49MPa，再经过软水加热器降温降压至75℃、0.48MPa，经过水冷器降温降压至65℃、0.48MPa。
步骤(5)产物分离
使步骤(4)中冷却后所得到的烃化产物和水，先进入第一油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在60℃、0.47MPa下进入氨冷器，经液氨冷却至10℃、0.45MPa后，再进入采用超滤技术的第二油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入第一次分离所得液态烃化产物所进入的油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在12℃、0.45MPa下进入吸收塔前的分子筛干燥器；
进入油水中间槽的液态烃化产物和水，再经切水器进一步分离，使分离后的烃化产物流入产品槽，剩余残夜进入回收塔进行净化处理；
回收塔塔釜中的水连续取出一部分，送入锅炉生产蒸汽，所得蒸汽于生产初始时用于甲醇预热及甲醇气化，生产正常时用于发电；同时，回收塔塔顶中的气体压力为0.82MPa，出回收塔后与循环气、步骤(2)的反应产物汇合到烃化反应器作为烃化反应的原料；
第二油水分离器分离出的气态烃化产物进入吸收塔前，先进入步骤(4)中所述的分子筛干燥器，通过其中所装的南开大学催化剂厂生产的NKF-3A脱水分子筛干燥剂，脱除所含的微量水，然后，再进入吸收塔，其中所含的C1-C4烃及衍生物被吸收塔中的吸收剂吸收。当产品含氧量达到2.7％时，将吸收后的液体送入上述同一产品槽中，同时，将新的吸收剂投入循环继续使用；所余未被吸收的气态烃化产物自吸收塔出口在0.4MPa下进入循环机，出循环机后的0.75MPa的循环气与来自回收塔的气体、步骤(2)的反应产物汇合进入烃化反应器作为烃化反应的原料；
所述吸收塔中的吸收剂含有母液30％、吸收助剂0.5％、质量百分含量达到70％的甲醇为69.5％，其中，母液为本发明生产工艺自身的产物，吸收助剂为步骤(2)和步骤(3)中所生成的C4～C15的各种醇类、醚类副产物。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例2
步骤(1)甲醇气化、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(2)二甲醚的制备中，将步骤(1)中所得到的气化甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温至250℃后，使其进入二甲醚反应器内催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行脱水缩合反应，反应所用催化剂为由西南化工研究院研制并已商业化生产的CNM-3催化剂，反应压力为0.7MPa、热点温度为360℃、空速为1.5h-1，得到以二甲醚为主的反应产物，自催化剂床层底部流出。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例3
步骤(1)甲醇气化、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(2)二甲醚的制备中，将步骤(1)中所得到的气化甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温至260℃后，使其进入二甲醚反应器内催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行脱水缩合反应，反应所用催化剂为由西南化工研究院研制并已商业化生产的CNM-3催化剂，反应压力为0.75MPa、热点温度为370℃、空速为1.75h-1，得到以二甲醚为主的反应产物，自催化剂床层底部流出。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例4
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(3)烃类组分的制备中，将步骤(2)中所得到的以二甲醚为主的反应产物经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压至120℃、0.6MPa后，与循环气以及来自回收塔的气体汇合，经烃化反应器进出口换热器再加热升温至350℃后，进入烃化反应器中催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行烃化反应，反应所用催化剂为由南开大学研制并生产的的NKC-18催化剂，反应压力为0.65MPa、热点温度430℃、空速1.5h-1，得到以烃类产物为主的烃化产物，自催化剂床层底部流出。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例5
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(3)烃类组分的制备中，将步骤(2)中所得到的以二甲醚为主的反应产物经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压至130℃、0.65MPa后，与循环气以及来自回收塔的气体汇合，经烃化反应器进出口换热器再加热升温至360℃后，进入烃化反应器中催化剂床层的顶部，自上而下通过设置的三个冷激催化剂床层，进行烃化反应，反应所用催化剂为由南开大学研制并生产的的NKC-18催化剂，反应压力为0.68MPa、热点温度460℃、空速1.7h-1，得到以烃类产物为主的烃化产物，自催化剂床层底部流出。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例6
步骤(1)甲醇气化、(4)烃化产物冷却、(5)产物分离同实施例1，步骤(2)二甲醚的制备同实施例2，步骤(3)烃类组分的制备同实施例4
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例7
步骤(1)甲醇气化、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1，步骤(2)二甲醚的制备同实施例3，步骤(3)烃类组分的制备同实施例5
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施8
步骤(1)甲醇气化
以含水量为8％的粗甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.83MPa后，进入预热器预热至85℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为126℃、压力为0.80MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例9
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例2。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例10
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例3。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例11
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例4。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例12
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例5。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例13
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例6。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例14
步骤(1)甲醇气化同实施例8，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例7。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施15
步骤(1)甲醇气化
以含水量为5％的粗甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.83MPa后，进入预热器预热至85℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为126℃、压力为0.80MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例16
步骤(1)甲醇气化同实施例15，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例6。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例17
步骤(1)甲醇气化同实施例15，步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例7。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施18
步骤(1)甲醇气化
以符合GB338标准的精甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.75MPa后，进入预热器预热至80℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为110℃、压力为0.70MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施19
步骤(1)甲醇气化
以符合GB338标准的精甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.85MPa后，进入预热器预热至90℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为140℃、压力为0.85MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施20
步骤(1)甲醇气化
以含水量为8％的粗甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.75MPa后，进入预热器预热至80℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为110℃、压力为0.70MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施21
步骤(1)甲醇气化
以含水量为8％的粗甲醇为原料，将原料甲醇升压至0.85MPa后，进入预热器预热至90℃，再进入气化塔进行气化，所得气态甲醇的温度为140℃、压力为0.85MPa。
步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却、步骤(5)产物分离同实施例1。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例22
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(4)烃化产物冷却中，使步骤(3)中自烃化反应器的催化剂床层底部流出的烃化产物，先经过烃化反应器的进出口换热器降温降压至200℃、0.55MPa，再经过步骤(1)中原料甲醇的气化塔的再沸器降温降压至150℃、0.51MPa，接着经过分子筛干燥器前的换热器降温降压至135℃、0.5MPa，再经过回收塔循环蒸发器降温降压至120℃、0.5MPa，然后，经过步骤(1)中原料甲醇的预热器降温降压至110℃、0.5MPa，再经过软水加热器降温降压至75℃、0.49MPa，经过水冷器降温降压至55℃、0.49MPa。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例23
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(5)产物分离同实施例1。
在步骤(4)烃化产物冷却中，使步骤(3)中自烃化反应器的催化剂床层底部流出的烃化产物，先经过烃化反应器的进出口换热器降温降压至220℃、0.6MPa，再经过步骤(1)中原料甲醇的气化塔的再沸器降温降压至160℃、0.54MPa，接着经过分子筛干燥器前的换热器降温降压至140℃、0.52MPa，再经过回收塔循环蒸发器降温降压至130℃、0.52MPa，然后，经过步骤(1)中原料甲醇的预热器降温降压至100℃、0.51MPa，再经过软水加热器降温降压至75℃、0.49MPa，经过水冷器降温降压至50℃、0.48MPa。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例24
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(5)产物分离同实施例8，步骤(4)烃化产物冷却同实施例22。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例25
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(5)产物分离同实施例8，步骤(4)烃化产物冷却同实施例23。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例26
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，使步骤(4)中冷却后所得到的烃化产物和水，先进入第一油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物进入油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在50℃、0.48MPa下进入氨冷器，经液氨冷却至5℃、0.4MPa后，再进入采用超滤技术的第二油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入第一次分离所得液态烃化产物和水所进入的油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在8℃、0.41MPa下进入吸收塔前的分子筛干燥器；
所余其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例27
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，使步骤(4)中冷却后所得到的烃化产物和水，先进入第一油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在55℃、0.49MPa下进入氨冷器，经液氨冷却至7℃、0.46MPa后，再进入采用超滤技术的第二油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入第一次分离所得液态烃化产物所进入的油水中间槽，所分离出的气态烃化产物在10℃、0.46MPa下进入吸收塔；
所余其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例28
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例26。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例29
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例27。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例30
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，回收塔塔釜中的水经回收塔循环蒸发器预热后，进入锅炉生产蒸汽，所得蒸汽于生产初始时用于甲醇预热及甲醇气化，生产正常时用于发电；同时，回收塔塔顶中的气体压力为0.7MPa，出回收塔后与循环气、步骤(2)的反应产物汇合到烃化反应器作为烃化反应的原料；
其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例31
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，回收塔塔釜中的水经回收塔循环蒸发器预热后，进入锅炉生产蒸汽，所得蒸汽于生产初始时用于甲醇预热及甲醇气化，生产正常时用于发电；同时，回收塔塔顶中的气体压力为0.85MPa，出回收塔后与循环气、步骤(2)的反应产物汇合到烃化反应器作为烃化反应的原料；
其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例32
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例30。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例33
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例31。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例34
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，烃化产物经吸收剂吸收后所得液体产品的含氧量达到2.0％时，将吸收后的液体送入上述同一产品槽中，同时，将新的吸收剂投入循环继续使用；
其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例35
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例34。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例36
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，所余未被吸收的气态烃化产物自吸收塔出口在0.3MPa下进入循环机，出循环机后的0.7MPa的循环气与来自回收塔的气体、步骤(2)的反应产物汇合进入烃化反应器作为烃化反应的原料；
其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例37
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例36。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例38
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，所述吸收塔中的吸收剂含有母液30％、吸收助剂0.05％、质量百分含量达到70％的甲醇69.95％；其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例39
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，所述吸收塔中的吸收剂含有母液30％、吸收助剂0.1％、质量百分含量达到70％的甲醇69.9％；其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例40
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例1。
在步骤(5)产物分离中，所述吸收塔中的吸收剂含有母液30％、吸收助剂0.3％、质量百分含量达到70％的甲醇69.7％；其他步骤同实施例1中的步骤(5)。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例41
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例38。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例42
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例39。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
实施例43
步骤(1)甲醇气化、步骤(2)二甲醚的制备、步骤(3)烃类组分的制备、步骤(4)烃化产物冷却同实施例8，步骤(5)产物分离同实施例40。
上述步骤(1)至(5)构成甲醇制烃基燃料的闭路生产工艺。
所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果见表1，所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果见表2。
表1所得产品产率、每吨产品耗用甲醇原料的量以及所得烃基燃料产品的组分分布测试结果
表2所得烃基燃料的性能及车试排放的测试结果
Claims (19)
1.一种甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于包括如下步骤：
（1）甲醇气化
将原料甲醇升压后，进入预热器进行预热升温，再进入气化塔进行气化，气化为气态甲醇；
（2）二甲醚的制备
将步骤（1）中所得到的气态甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温后，再进入二甲醚反应器内催化剂床层的顶部，自上而下通过催化剂床层，进行脱水缩合反应后，得到以二甲醚为主的反应产物，自催化剂床层底部流出；
（3）烃类组分的制备
将步骤（2）中所得到的以二甲醚为主的反应产物经二甲醚反应器的进出口换热器降温降压后，与循环气以及来自回收塔的气体汇合，经烃化反应器的进出口换热器再加热升温，然后，进入烃化反应器中催化剂床层的顶部，自上而下通过催化剂床层，进行烃化反应，得到以烃类产物为主的烃化产物，自催化剂床层底部流出；
（4）烃化产物冷却
将步骤（3）中所得到的烃化产物，先后依次通过烃化反应器的进出口换热器、步骤（1）中原料甲醇的气化塔的再沸器、干燥器前的换热器、回收塔循环蒸发器、步骤（1）中原料甲醇的预热器、软水加热器、水冷器，进行降温降压；
（5）产物分离
将步骤（4）中冷却后所得到的烃化产物和水，先进入第一油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入油水中间槽，所分离出的气态烃化产物进入氨冷器，经液氨冷却后，再进入第二油水分离器进行分离，所分离出的液态烃化产物和水进入第一次分离所得液态烃化产物和水所进入的油水中间槽，所分离出的气态烃化产物进入吸收塔前的干燥器；
进入油水中间槽的液态烃化产物和水，再经切水器进一步分离，使分离后的烃化产物流入产品槽，剩余残液进入回收塔进行净化处理；
回收塔塔釜中的水送入锅炉生产蒸汽，同时，回收塔塔顶中的气体出回收塔与循环气、步骤（2）的反应产物汇合到烃化反应器作为烃化反应的原料；
第二油水分离器分离出的气态烃化产物进入吸收塔前，先进入步骤（4）中所述的干燥器，脱除所含微量的水后，再进入吸收塔，被吸收塔中的吸收剂吸收；
烃化产物经吸收剂吸收后所得液体产品的含氧量达到2.0%以上时，将吸收后的液体产品送入所述产品槽中，同时，将新的吸收剂投入循环继续使用；所余未被吸收的气态烃化产物自吸收塔出口进入循环机，出循环机后的循环气与来自回收塔的气体、步骤（2）的反应产物汇合进入烃化反应器作为烃化反应的原料；
所述步骤（5）中吸收塔中的吸收剂含有母液、吸收助剂及甲醇，其中，吸收剂中的母液为步骤（5）中产品槽中的产品，吸收助剂为多碳醇和醚类组成的液态混合物。
2.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（1）中，甲醇经泵升压至0.75～0.85MPa后预热至80～90℃，再进行气化，气化后温度为110～140℃、压力为0.7～0.85MPa。
3.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（1）中的原料甲醇为精甲醇或者粗甲醇，所述精甲醇为符合GB338标准的精甲醇，所述粗甲醇为含水量4%～8%的粗甲醇。
4.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（2）中，由步骤（1）所得的气态甲醇经二甲醚反应器的进出口换热器加热升温至250～270℃后，进入二甲醚反应器中进行反应。
5.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（2）中，二甲醚反应器中所进行反应的条件为压力0.7～0.8MPa、热点温度360～380℃、空速1.5～2.0h-1。
6.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（2）中，二甲醚反应器中催化剂床层为自上而下设置的三个冷激催化剂床层。
7.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（2）中，二甲醚反应器中的催化剂为CNM—3催化剂。
8.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（3）中，由步骤（2）所制得的以二甲醚为主的反应产物自催化剂床层底部流出后，经二甲醚反应器的进出口换热器降温至120～140℃、降压至0.6～0.7MPa，与循环气以及来自回收塔的气体汇合后，经烃化反应器的进出口换热器加热升温至350～370℃后，进入烃化反应器进行烃化反应。
9.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（3）中，烃化反应的条件为压力0.65～0.70MPa、热点温度调控在430～480℃、空速1.5～2.0h-1。
10.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（3）中，烃化反应器中催化剂床层为自上而下设置的三个冷激催化剂床层。
11.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（3）中，烃化反应器中的催化剂为NKC-18催化剂。
12.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（4）中，由步骤（3）中所制得的烃化产物自烃化反应器的催化剂床层底部流出后，先经过烃化反应器的进出口换热器降温至200～230℃、降压至0.5～0.6MPa，再经过步骤（1）中原料甲醇的气化塔的再沸器降温至150～170℃、降压至0.5～0.58MPa，接着经过干燥器前的换热器降温至135～145℃、降压至0.5～0.57MPa，再经过回收塔循环蒸发器降温至120～140℃、降压至0.47～0.56MPa，然后，经过步骤（1）中原料甲醇的预热器降温至100～125℃、降压至0.47～0.56MPa，再经过软水加热器降温至60～80℃、降压至0.46～0.56MPa，最后经过水冷器降温至65℃以下，降压至0.45～0.55MPa。
13.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中，烃化产物经第一油水分离器分离后，所得的气态烃化产物的温度为40～60℃，压力为0.4～0.5MPa，进入氨冷器经液氨冷却后，降温至10℃以下，降压至0.4～0.5MPa。
14.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中，被第二油水分离器分离出的气态烃化产物温度为15℃以下、压力为0.35～0.48MPa。
15.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中，回收塔塔顶中的气体压力为0.7～0.85MPa；所述剩余未被吸收剂吸收的气体自吸收塔出口在0.3～0.5MPa下进入循环机，循环机出口的循环气气体压力在0.7～0.75MPa以下。
16.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述的干燥器中的干燥剂为氧化铝、4A分子筛、ZSM-5分子筛、3A分子筛、13X分子筛中的一种或多种。
17.根据权利要求16所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中，所述的干燥器中的干燥剂为NKF—3A脱水分子筛。
18.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中吸收剂吸收气态烃化产物中C1～C4的烃。
19.根据权利要求1所述的甲醇制烃基燃料的生产工艺，其特征在于：所述步骤（5）中吸收塔中的吸收剂中，母液的质量含量为30%，吸收助剂的质量含量为0.05%～0.5%，甲醇的质量含量为69.5%～69.95%。
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