CN104557361B - 多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统及其方法 - Google Patents

多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统及其方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种多功能甲醇/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统及其方法，主要解决现有技术中乙烯、丙烯和芳烃收率低、产品结构不能根据市场需求灵活调变的问题。本发明通过包括乙烯、丙烯反应器（1）、芳构化反应器（2）、急冷塔Ⅰ（3）、分离塔Ⅰ（4）、急冷塔Ⅱ（5）、分离塔Ⅱ（6）、分离单元（9）的系统，乙烯、丙烯反应器（1）生成的产物依次进入急冷塔Ⅰ（3）和分离塔Ⅰ（4），芳构化反应器（1）生成的产物依次进入急冷塔Ⅱ（5）和分离塔Ⅱ（6），分离塔Ⅰ（4）和分离塔Ⅱ（6）得到的气态产物经压缩机（7）进入分离单元（9），分离塔Ⅱ（6）和分离单元（9）得到的部分C5和C6非芳（30）、乙烷（23）、丙烷（24）、C4和C5和C6非芳（27）作为循环物料返回芳构化反应器（2）的技术方案，较好地解决了该问题，可用于乙烯、丙烯和芳烃工业生产中。

Description

多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统及其方法
技术领域
本发明涉及一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统及其方法。
背景技术
乙烯、丙烯和芳烃（尤其是三苯，苯Benzene、甲苯Toluene、二甲苯Xylene，即BTX）是重要的基本有机合成原料。受下游衍生物需求的驱动，乙烯、丙烯和芳烃的市场需求持续增长。
目前，乙烯、丙烯和芳烃主要来源于石油路线的蒸汽热裂解工艺、流化催化裂化工艺、催化重整工艺等。然而，由于石油资源有限的供应量及较高的价格，石油路线生产乙烯、丙烯的成本不断增加。受之因素，近年来以煤基、天然气基甲醇为原料转化制乙烯、丙烯和芳烃的技术（MTO、MTP、MTA）受到越来越广泛的关注。
上世纪80年代Mobil公司在研究甲醇制汽油工艺时发现，以ZSM-5为催化剂，通过改变工艺条件可将甲醇转化为乙烯、丙烯等低碳烃及芳烃。在此基础上，逐渐发展出甲醇转化制烯烃和甲醇转化制芳烃两项技术。经过几十年的研究，该领域涌现多种工艺技术和专利。
甲醇转化制烯烃。目前发展的比较成熟的技术有：UOP公司与Norsk Hydro公司开发的UOP/Hydro MTO工艺、Lurgi公司与南方化学公司开发的MTP工艺、我国中科院大连化学物理研究所的SDTO工艺、中国石化上海石油化工研究院开发的S-MTO工艺等。相关专利有：US4499327、US6166282、CN1723262、CN1356299A等。这些技术和专利均以乙烯、丙烯为主要目的产物，不生产芳烃。
甲醇转化制芳烃。1985年，Mobil公司在其申请的美国专利US1590321中，首次公布了甲醇、二甲醚转化制芳烃的研究结果，该研究采用含磷为2.7重量%的ZSM-5分子筛为催化剂，反应温度为400~450℃，甲醇、二甲醚空速1.3h-1。之后，美国专利US4686312，中国专利ZL101244969、ZL1880288、CN101602646、CN101823929、CN101671226、CN102199069、CN102199446、CN1880288等公开了多种甲醇制芳烃的工艺路线。催化剂方面的专利有：中国专利CN102372535、CN102371176、CN102371177、CN102372550、CN102372536、CN102371178、CN102416342、CN101550051，美国专利US4615995、 US2002/0099249A1等。这些专利主要围绕金属改性的ZSM-5分子筛催化剂，改性金属包括Zn、Ga、Ag、Cu、Mn等。
上述这些专利仅以芳烃为目的产物，而专利CN102775261、CN102146010、CN102531821、CN102190546、CN102372537在甲醇制芳烃的同时联产低碳烯烃、C5C6非芳等其他产物。
其中，专利CN102775261公开的多功能甲醇加工方法及装置利用甲醇生产低碳烯烃、汽油、芳烃。该方法采用两步法生产工艺，第一步甲醇原料在专用催化剂1作用下生产低碳烯烃，第二步将含低碳烯烃的反应气经换热、急冷、洗涤处理后，在专用催化剂2的作用下合成芳烃和或汽油。两个反应过程的反应器可为固定床或流化床。该方法采用两步法，工艺流程复杂。
专利CN102146010公开的是以甲醇为原料生产低碳烯烃及芳烃并联产汽油的工艺。以甲醇为原料并采用分子筛催化剂经甲醇烃化反应和芳构化反应生产低碳烯烃及芳烃并联产汽油。甲醇烃化反应和芳构化反应的反应器为各种类型的固定床反应器，压力0.01~0.5兆帕，温度180~600℃。总液收大于70%，三苯收率大于90%。该方法也采用两个反应器，工艺流程复杂。
专利CN102531821公开的是甲醇和石脑油共进料生产低碳烯烃和/或芳烃的方法，采用负载2.2~6.0wt%La和1.0~2.8wt%P的ZSM-5催化剂，可采用固定床反应器或流化床反应器。反应温度为550~670℃，空速1.0~5 h-1。该方法的三烯收率较高，但BTX收率低，只有5~17wt%。
专利CN102372537和CN102190546公开了甲醇转化制丙烯和芳烃的方法。这两项专利是在甲醇转化制丙烯技术的基础上发展而来，丙烯是主目的产物，芳烃收率较低。
由此可见，现有技术均存在工艺流程复杂，乙烯、丙烯和芳烃收率低，不能根据市场需求灵活调整产品结构的问题。本发明有针对性的解决了该问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题之一是现有技术中乙烯、丙烯和芳烃收率低、不能根据市场需求灵活调整产品结构的问题，提供一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统。该系统具有乙烯、丙烯和芳烃收率高、可根据市场需求灵活调整产品结构的优点。
本发明所要解决的技术问题之二是提供一种与解决技术问题之一相应的方法。
为解决上述问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统，包括乙烯、丙烯反应器1、芳构化反应器2、急冷塔Ⅰ3、分离塔Ⅰ4、急冷塔Ⅱ5、分离塔Ⅱ6、分离单元9，乙烯、丙烯反应器1生成的产物依次进入急冷塔Ⅰ3和分离塔Ⅰ4，芳构化反应器1生成的产物依次进入急冷塔Ⅱ5和分离塔Ⅱ6，分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6得到的气态产物经压缩机7进入分离单元9，分离塔Ⅱ6和分离单元9得到的部分C5和C6非芳30、乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27作为循环物料返回芳构化反应器2。
上述技术方案中，甲醇和/或二甲醚在乙烯、丙烯反应器1转化为以乙烯、丙烯为主的产物； 甲醇和/或二甲醚以及循环物料在芳构化反应器2转化为以芳烃为主的产物；乙烯、丙烯反应器1、芳构化反应器2生成的产物分别在急冷塔Ⅰ3和Ⅱ5中冷却；分离塔Ⅰ4将急冷塔Ⅰ3出来的产物分离为水、烃类，分离塔Ⅱ6将急冷塔Ⅱ5出来的产物分离为水、气态烃、C5和C6非芳、混合芳烃；分离塔Ⅰ4得到的烃类和分离塔Ⅱ6得到的气态烃进入分离单元9分离为氢气、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4和C5和C6非芳。
上述技术方案中，乙烯、丙烯反应器1，用于将甲醇和/或二甲醚转化为以乙烯、丙烯为主的产物；芳构化反应器2，用于将甲醇和/或二甲醚以及循环物料转化为以芳烃为主的产物；急冷塔Ⅰ3，冷却从乙烯、丙烯反应器1出来的产物；急冷塔Ⅱ5，冷却从芳构化反应器2出来的产物；分离塔Ⅰ4，将急冷塔Ⅰ3出来的产物分离为水、烃类；分离塔Ⅱ6，将急冷塔Ⅱ5出来的产物分离为水、气态烃、C5和C6非芳、混合芳烃；分离单元9，将烃类原料分离为氢气、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4和C5和C6非芳。
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，采用上述的系统，所述的方法包括以下几个步骤：
a）甲醇和/或二甲醚10在乙烯、丙烯反应器1中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ3冷却后进入分离塔Ⅰ4，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水12；
b）甲醇和/或二甲醚11以及循环物料在芳构化反应器2中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ5冷却后进入分离塔Ⅱ6，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳28，塔底分离出产物进入油水分离器8，分离为混合芳烃14和水13，混合芳烃14作为产品输出系统；
c）分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6塔顶得到的气态烃经压缩机7加压后，进入分离单元9；
d）分离单元9将气态烃分离为氢气15、甲烷16、乙烯17、乙烷19、丙烯18、丙烷20、C4和C5和C6非芳25，其中氢气15、甲烷16、乙烯17、丙烯18作为产品输出系统；
e）部分乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27以及分离塔Ⅱ6得到的部分C5和C6非芳30作为循环物料返回芳构化反应器2，剩余乙烷21、丙烷22、C4和C5和C6非芳26或全部的乙烷19、丙烷20、C4和C5和C6非芳25以及分离塔Ⅱ6得到的剩余C5和C6非芳29或全部C5和C6非芳28作为产品输出系统。
上述技术方案中，乙烯、丙烯反应器1和芳构化反应器2采用固定床反应器、移动床反应器、流化床反应器或带再生器的循环流化床反应器，优选流化床反应器或带再生器的循环流化床反应器。
上述技术方案中，催化剂Ⅰ的活性组分含有SAPO-34、ZSM-5分子筛中的一种或两种，优选SAPO-34分子筛；分子筛在催化剂上的含量为10~50重量%，优选25~40重量%。
上述技术方案中，催化剂Ⅱ活性组分为ZSM-5、ZSM-23、ZSM-11、β、Y或相互间形成的复合分子筛，优选ZSM-5；分子筛在催化剂上的含量为10~50重量%，优选25~40重量%；催化剂负载有Zn、Ag、P、Ga、Cu、Mn、Mg中一种或多种元素或氧化物，优选Zn、P；负载的元素在催化剂上的含量为0.01~15重量%，优选0.02~8重量%。
上述技术方案中，乙烯、丙烯反应器1的反应温度为450~500℃，以表压计反应压力为0~0.4兆帕，重量空速为6~30 h-1，优选反应温度为450~490℃，以表压计反应压力为0~0.2兆帕，重量空速为8~15 h-1。
上述技术方案中，芳构化反应器2的反应温度为400~550℃，以表压计反应压力为0~0.5兆帕，重量空速为0.1~15 h-1，优选反应温度为440~500℃，以表压计反应压力为0.1~0.4兆帕，重量空速为0.5~5 h-1。
上述技术方案中，分离单元9的系统包括脱甲烷塔31、脱乙烷塔32、乙烯精馏塔33、脱丙烷塔34、丙烯精馏塔35；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，塔底分离出乙烷19；丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20；脱丙烷塔34塔底分离出C4和C5和C6非芳25。
本发明分离单元9采用顺序分离流程的技术方案是：甲醇和/或二甲醚10在乙烯、丙烯反应器1中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ3冷却后进入分离塔Ⅰ4，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水12；甲醇和/或二甲醚11以及循环物料在芳构化反应器2中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ5冷却后进入分离塔Ⅱ6，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳28，塔底分离出产物进入油水分离器8，分离为混合芳烃14和水13，混合芳烃14作为产品输出系统；分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6塔顶得到的气态烃经压缩机7加压后，进入分离单元9中的脱甲烷塔31；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入脱乙烷塔32；脱乙烷塔32塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔33，塔底的碳数高于2以上的烃进入脱丙烷塔34；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，塔底分离出乙烷19；脱丙烷塔34塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔35，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳25； 丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20；其中，氢气15、甲烷16、乙烯17、丙烯18作为产品输出系统；部分乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27以及分离塔Ⅱ6得到的部分C5和C6非芳30作为循环物料返回芳构化反应器2，剩余乙烷21、丙烷22、C4和C5和C6非芳26或全部的乙烷19、丙烷20、C4和C5和C6非芳25以及分离塔Ⅱ6得到的剩余C5和C6非芳29或全部C5和C6非芳28作为产品输出系统。
本发明分离单元9采用前脱乙烷流程的技术方案是： 甲醇和/或二甲醚10在乙烯、丙烯反应器1中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ3冷却后进入分离塔Ⅰ4，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水12；甲醇和/或二甲醚11以及循环物料在芳构化反应器2中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ5冷却后进入分离塔Ⅱ6，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳28，塔底分离出产物进入油水分离器8，分离为混合芳烃14和水13，混合芳烃14作为产品输出系统；分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6塔顶得到的气态烃经压缩机7加压后，进入分离单元9中的脱乙烷塔32；脱乙烷塔32塔顶的产品进入脱甲烷塔31，塔底产品进入脱丙烷塔34；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入乙烯精馏塔33；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，塔底分离出乙烷19；脱丙烷塔34塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔35，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4、C5和C6非芳25；丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20；其中，氢气15、甲烷16、乙烯17、丙烯18作为产品输出系统；部分乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27以及分离塔Ⅱ6得到的部分C5和C6非芳30作为循环物料返回芳构化反应器2，剩余乙烷21、丙烷22、C4和C5和C6非芳26或全部的乙烷19、丙烷20、C4和C5和C6非芳25以及分离塔Ⅱ6得到的剩余C5和C6非芳29或全部C5和C6非芳28作为产品输出系统。
本发明分离单元9采用前脱丙烷流程的技术方案是： 甲醇和/或二甲醚10在乙烯、丙烯反应器1中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ3冷却后进入分离塔Ⅰ4，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水12；甲醇和/或二甲醚11以及循环物料在芳构化反应器2中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ5冷却后进入分离塔Ⅱ6，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳28，塔底分离出产物进入油水分离器8，分离为混合芳烃14和水13，混合芳烃14作为产品输出系统；分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6塔顶得到的气态烃经压缩机7加压后，进入分离单元9中的脱丙烷塔34；脱丙烷塔34塔顶的产品进入脱甲烷塔31，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳25；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入脱乙烷塔32；脱乙烷塔31塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔33，塔底的碳数高于2的烃进入丙烯精馏塔35；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，作为产品输出系统，塔底分离出乙烷19；丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20；其中，氢气15、甲烷16、乙烯17、丙烯18作为产品输出系统；部分乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27以及分离塔Ⅱ6得到的部分C5和C6非芳30作为循环物料返回芳构化反应器2，剩余乙烷21、丙烷22、C4和C5和C6非芳26或全部的乙烷19、丙烷20、C4和C5和C6非芳25以及分离塔Ⅱ6得到的剩余C5和C6非芳29或全部C5和C6非芳28作为产品输出系统。
上述技术方案中，乙烯、丙烯反应器1和芳构化反应器2的进料重量比例可调，可根据乙烯、丙烯、芳烃的市场需要，通过调节乙烯、丙烯反应器1和芳构化反应器2的原料比例来调整系统的产品结构，实现最大量乙烯和丙烯，最大量芳烃，乙烯、丙烯和芳烃联产三种操作模式。
本发明通过将甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯过程和甲醇和/或二甲醚转化制芳烃过程有机地耦合在一起，充分发挥两个过程分别在乙烯、丙烯生产和芳烃生产方面的优势，实现乙烯、丙烯以及芳烃收率高的目的。同时，还可以根据乙烯、丙烯、芳烃的市场需求，调整两个过程的生产负荷，实现经济效益最大化。由于两个过程产物组成有一定的共性，本发明中两个反应过程共用部分分离系统，可以有效节约投资，实现节能减排。
采用本发明的顺序分离流程技术方案实现乙烯、丙烯、芳烃联产操作，所述乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均采用带再生器的循环流化床反应器；所述乙烯、丙烯反应器的反应温度为470℃，以表压计反应压力为0.2兆帕，重量空速为15 h-1；所述芳构化反应器的反应温度为480℃，以表压计反应压力为0.2兆帕，重量空速为0.7 h-1；所述催化剂Ⅰ的活性组分为SAPO-34分子筛，在催化剂上的含量为40重量%；所述催化剂Ⅱ的活性组分为ZSM-5分子筛，在催化剂上的含量为35重量%，催化剂负载Zn、P，在催化剂上的含量分别为2.87%重量和1.48重量%；所述乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均采用甲醇进料，进料重量比为50:50，乙烯碳基收率为20.5重量%、丙烯碳基收率为20重量%、芳烃碳基收率为37重量%，BTX碳基收率为28重量%。
采用本发明的前脱乙烷流程技术方案实现最大化乙烯、丙烯操作，所述乙烯、丙烯反应器采用带再生器的循环流化床反应器；所述乙烯、丙烯反应器的反应温度为480℃，以表压计反应压力为0.18兆帕，重量空速为17 h-1；所述催化剂Ⅰ的活性组分为SAPO-34分子筛，在催化剂上的含量为30重量%；所述乙烯、丙烯反应器采用甲醇进料，乙烯碳基收率为42重量%，丙烯碳基收率为41重量%。
采用本发明的前脱丙烷流程技术方案实现最大化芳烃操作，所述芳构化反应器采用带再生器的循环流化床反应器；所述芳构化反应器的反应温度为470℃，以表压计反应压力为0.25兆帕，重量空速为0.5 h-1；所述催化剂Ⅱ的活性组分为ZSM-5分子筛，在催化剂上的含量为35重量%，催化剂负载Zn、P，在催化剂上的含量分别为2.87%重量和1.48重量%；所述芳构化反应器采用甲醇进料，芳烃碳基收率为77重量%，BTX碳基收率为58重量%。
附图说明
图1为本发明所述技术方案的流程示意图；图2为本发明所述顺序分离流程技术方案中分离系统9的流程示意图；图3为本发明所述前脱乙烷流程技术方案中分离系统9的流程示意图；图4为本发明所述前脱丙烷流程技术方案中分离系统9的流程示意图。
图1~4中1为乙烯、丙烯反应器；2为芳构化反应器；3为急冷塔Ⅰ；4为分离塔Ⅰ；5为急冷塔Ⅱ；6为分离塔Ⅱ；7为压缩机；8为油水分离器；9为分离系统；10为乙烯、丙烯反应器的甲醇和或二甲醚；11为芳构化反应器的甲醇和或二甲醚；12为分离塔Ⅰ得到的水；13为油水分离器得到的水；14为混合芳烃；15为氢气；16为甲烷；17为乙烯；18为丙烯；19为乙烷；20为丙烷；21为输出系统的乙烷；22为输出系统的丙烷；23为返回芳构化反应器的乙烷；24为返回芳构化反应器的丙烷；25为C4和C5和C6非芳；26为输出系统的C4和C5和C6非芳；27为返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳；28为分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳；29为输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳；30为返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳；31为脱甲烷塔；32为脱乙烷塔；33为乙烯精馏塔；34为脱丙烷塔；35为丙烯精馏塔。
图1中甲醇和/或二甲醚10在乙烯、丙烯反应器1中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ3冷却后进入分离塔Ⅰ4，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水12；甲醇和/或二甲醚11以及循环物料在芳构化反应器2中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ5冷却后进入分离塔Ⅱ6，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳28，塔底分离出产物进入油水分离器8，分离为混合芳烃14和水13，混合芳烃14作为产品输出系统；分离塔Ⅰ4和分离塔Ⅱ6塔顶得到的气态烃经压缩机7加压后，进入分离单元9分离为氢气15、甲烷16、乙烯17、乙烷19、丙烯18、丙烷20、C4和C5和C6非芳25，其中氢气15、甲烷16、乙烯17、丙烯18作为产品输出系统；部分乙烷23、丙烷24、C4和C5和C6非芳27以及分离塔Ⅱ6得到的部分C5和C6非芳30作为循环物料返回芳构化反应器2，剩余或全部的乙烷21、丙烷22、C4和C5和C6非芳26以及分离塔Ⅱ6得到的剩余或全部C5和C6非芳29作为产品输出系统。
图2中经压缩机7压缩的产物进入脱甲烷塔31，塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入脱乙烷塔32；脱乙烷塔32塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔33，塔底的碳数高于2以上的烃进入脱丙烷塔34；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，塔底分离出乙烷19；脱丙烷塔34塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔35，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳25； 丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20。
图3中经压缩机7压缩的产物进入脱乙烷塔32，塔顶的产品进入脱甲烷塔31，塔底产品进入脱丙烷塔34；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入乙烯精馏塔33；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，塔底分离出乙烷19；脱丙烷塔34塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔35，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳25；丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20。
图4中经压缩机7压缩的产物进入脱丙烷塔34，塔顶的产品进入脱甲烷塔31，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳25；脱甲烷塔31塔顶分离出氢气15、甲烷16，塔底产物进入脱乙烷塔32；脱乙烷塔31塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔33，塔底的碳数高于2的烃进入丙烯精馏塔35；乙烯精馏塔33塔顶分离出乙烯17，作为产品输出系统，塔底分离出乙烷19；丙烯精馏塔35塔顶分离出丙烯18，塔底分离出丙烷20。
下面通过具体实施方式对本发明作进一步的阐述。
具体实施方式
【实施例1】
乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以甲醇为原料，进料重量比为10:90。
乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均为循环流化床反应器。该装置的操作步骤包括：（1）原料进入反应器中，与再生催化剂接触反应，生成含有低碳烯烃的产品，携带待生催化剂经过气固快速分离器进入沉降器；（2）旋风分离器分离出来的大部分催化剂进入沉降器，而气相产品以及部分未被旋风分离器分离的催化剂进入下一级旋风分离器进行再次分离；（3）气相产品经出口管线进入后续的分离部分；（4）沉降器内待生催化剂经过汽提段汽提后经待生斜管和待生滑阀，进入再生器中烧炭再生，焦炭燃烧生成的烟气经再生器内旋风分离器排出系统；（5）再生完成的催化剂进入反应器中参与反应。
采用图1和图2所示流程。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为0:10，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为1:9，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为8:2，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为9:1。
ZSM-5-a催化剂的制备步骤：将ZSM-5分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的ZSM-5催化剂。ZSM-5分子筛和基质的质量比为5:5；ZSM-5分子筛的硅铝分子比为300；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为7:3。
Cu-ZSM-5催化剂的制备步骤：将ZSM-5分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的ZSM-5催化剂中间体。ZSM-5分子筛和基质的质量比为4:6；ZSM-5分子筛的硅铝分子比为25；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为7:3。将Cu离子质量百分含量为5%的溶液，以溶液和催化剂的重量比为1.74:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时制备成Cu元素含量为8重量%的Cu-ZSM-5催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例2】
采用图1和图3所示流程，和实施例1的装置。乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以甲醇为原料，进料重量比为80:20。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为5:5，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为7:3，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为5:5，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为1:9。
SAPO-34-a催化剂的制备步骤：将SAPO-34分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的SAPO-34催化剂。SAPO-34分子筛和基质的质量比为3:7；SAPO-34分子筛的磷铝分子比为0.9，硅铝分子比为1.2；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为7:3。
Ag-Y-ZSM-23催化剂的制备步骤：将Y分子筛、ZSM-23分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的Y-ZSM-23催化剂中间体。分子筛和基质的质量比为1:9；Y分子筛和ZSM-23分子筛质量比为3:7；Y分子筛的硅铝分子比为10；ZSM-23分子筛的硅铝分子比为60；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为8:2。将Ag离子质量百分含量为1%的溶液，以溶液和催化剂重量比为0.1:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时制备成Ag元素含量为0.1重量%的Ag-Y-ZSM-23催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例3】
采用图1和图4所示流程，和实施例1的装置及SAPO-34-a催化剂。乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以二甲醚为原料，进料重量比为40:60。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为9:1，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为1:9，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为7:3，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为9.5:0.5。
Ga-β催化剂的制备步骤：将β分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于4，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的β催化剂中间体。β分子筛和基质的质量比为5:5；β分子筛的硅铝分子比为20；基质为高岭土、二氧化硅和三氧化二铝的混合物，三者的质量比为7:1:2。将Ga离子质量百分含量为2%的溶液，以溶液和催化剂重量比为0.4:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时制备成Ga元素含量为0.8重量%的Ga-β催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例4】
采用实施例1的装置。乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以二甲醚为原料，进料重量比为70:30。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为3:7，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为2:8，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为9:1，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为8:2。
SAPO-34-b催化剂的制备步骤：将SAPO-34分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的SAPO-34催化剂。SAPO-34分子筛和基质的质量比为4:6；SAPO-34分子筛的磷铝摩尔比P2O5/Al2O3为1.2，硅铝摩尔比SiO2/Al2O3为3.4；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为8:2。
Mn-ZSM-11催化剂的制备步骤：将ZSM-11分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的ZSM-11催化剂中间体。ZSM-11分子筛和基质的质量比为3:7；ZSM-11分子筛的硅铝分子比为50；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为7:3。将Mn离子质量百分含量为10%的溶液，以溶液和催化剂的重量比为1:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时制备成Mn元素含量为9.09重量%的Mn-ZSM-11催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例5】
采用图1和图2所示流程，和实施例1相同的装置及SAPO-34-b催化剂。乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以甲醇为原料，进料重量比为50:50。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为0:10，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为0:10，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为9:1，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为9:1。
Zn-P-ZSM-5催化剂的制备步骤：将ZSM-5分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、H3PO4，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的P-ZSM-5催化剂中间体。H3PO4溶液的浓度为1重量%，溶液和分子筛的重量比为1.53:1。ZSM-5分子筛和基质的质量比为3.5:6.5；ZSM-5分子筛的硅铝分子比为25；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为7:3。将Zn离子质量百分含量为5%的溶液，以溶液和P-ZSM-5催化剂重量比为0.6:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时，制备成Zn元素含量为2.87重量%，P元素含量为1.48重量%的Zn-P-ZSM-5催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例6】
采用图1和图4所示流程，和实施例1相同的装置。乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器均以二甲醚为原料，进料重量比为20:80。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为7:3，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为8:2，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为9.5:0.5，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为9.5:0.5。
SAPO-34-c催化剂的制备步骤：将SAPO-34分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的SAPO-34催化剂。SAPO-34分子筛和基质的质量比为1:9；SAPO-34分子筛的磷铝摩尔比P2O5/Al2O3为2，硅铝摩尔比SiO2/Al2O3为2.8；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为6:4。
ZSM-5-β催化剂的制备步骤：将ZSM-5分子筛、β分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、HCl，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的ZSM-5-β催化剂。ZSM-5和β分子筛和基质的质量比为3.5∶6.5。ZSM-5分子筛的硅铝分子比为38；β分子筛的硅铝分子比为20；ZSM-5和β分子筛的质量比为9:1。基质为高岭土、二氧化硅和三氧化二铝的混合物，三者的质量比为5:2:3。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例7】
采用图1和图3所示的流程，及SAPO-34-a催化剂。乙烯、丙烯反应器以甲醇为原料，芳构化反应器不进料，即乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器的进料重量比为100:0。
乙烯、丙烯反应器为固定床反应器。催化剂床层位于反应器中部，反应原料自上而下进入反应器内进行反应。
反应条件和反应结果列于表1中。
【实施例8】
采用图1和图4所示的流程。芳构化反应器以甲醇为原料，乙烯、丙烯反应器不进料，即乙烯、丙烯反应器和芳构化反应器的进料重量比为0:100。返回芳构化反应器的乙烷23和输出系统的乙烷21的质量比为6:4，返回芳构化反应器的丙烷24和输出系统的丙烷22的质量比为5:5，返回芳构化反应器的C4和C5和C6非芳27和输出系统的C4和C5和C6非芳26的质量比为8:2，返回芳构化反应器的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳30和输出系统的分离塔Ⅱ塔中部分离出的C5和C6非芳29的质量比为9:1。
芳构化反应器为固定床反应器。催化剂床层位于反应器中部，反应原料自上而下进入反应器内进行反应。
Zn-Ag-P-ZSM-5催化剂的制备步骤：将ZSM-5分子筛、载体和粘结剂机械混合，加入适量水、H3PO4，控制PH值不小于3，浆液搅拌均匀后于500℃下喷雾成型，制成60~300目的P-ZSM-5催化剂中间体。H3PO4溶液的浓度为2.5重量%，溶液和分子筛的重量比为2:1。ZSM-5分子筛和基质的质量比为3.5:6.5；ZSM-5分子筛的硅铝分子比为28；基质为高岭土和三氧化二铝的混合物，两者的质量比为8:2。将Ag离子质量百分含量为1%、Zn离子质量百分含量为3%的溶液，以溶液和P-ZSM-5催化剂重量比为0.8:1进行浸渍，在120℃下干燥5小时，再放入马弗炉于550℃下焙烧6小时，制备成Zn元素含量为2.32重量%，Ag元素含量为0.78重量%，P元素含量为1.51重量%的Zn-Ag-P-ZSM-5催化剂。
反应条件和反应结果列于表1中。
表1

Claims (10)

1.一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统，包括乙烯、丙烯反应器(1)、芳构化反应器(2)、急冷塔Ⅰ(3)、分离塔Ⅰ(4)、急冷塔Ⅱ(5)、分离塔Ⅱ(6)、分离单元(9)，乙烯、丙烯反应器(1)生成的产物依次进入急冷塔Ⅰ(3)和分离塔Ⅰ(4)，芳构化反应器(2)生成的产物依次进入急冷塔Ⅱ(5)和分离塔Ⅱ(6)，分离塔Ⅰ(4)和分离塔Ⅱ(6)得到的气态产物经压缩机(7)进入分离单元(9)，分离塔Ⅱ(6)和分离单元(9)得到的部分C5和C6非芳(30)、乙烷(23)、丙烷(24)、C4和C5和C6非芳(27)作为循环物料返回芳构化反应器(2)。
2.根据权利要求1所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的系统，其特征在于：甲醇和/或二甲醚在乙烯、丙烯反应器(1)转化为以乙烯、丙烯为主的产物；甲醇和/或二甲醚以及循环物料在芳构化反应器(2)转化为以芳烃为主的产物；乙烯、丙烯反应器(1)、芳构化反应器(2)生成的产物分别在急冷塔Ⅰ(3)和Ⅱ(5)中冷却；分离塔Ⅰ(4)将急冷塔Ⅰ(3)出来的产物分离为水、烃类，分离塔Ⅱ(6)将急冷塔Ⅱ(5)出来的产物分离为水、气态烃、C5和C6非芳、混合芳烃；分离塔Ⅰ(4)得到的烃类和分离塔Ⅱ(6)得到的气态烃进入分离单元(9)分离为氢气、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4和C5和C6非芳。
3.一种多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，采用权利要求1或2所述的系统，所述的方法包括以下几个步骤：
a)甲醇和/或二甲醚(10)在乙烯、丙烯反应器(1)中和催化剂Ⅰ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅰ(3)冷却后进入分离塔Ⅰ(4)，塔顶分离出气态烃，塔底分离出水(12)；
b)甲醇和/或二甲醚(11)以及循环物料在芳构化反应器(2)中和催化剂Ⅱ接触反应，反应产物经急冷塔Ⅱ(5)冷却后进入分离塔Ⅱ(6)，塔顶分离出气态烃，塔中部分离出C5和C6非芳(28)，塔底分离出产物进入油水分离器(8)，分离为混合芳烃(14)和水(13)，混合芳烃(14)作为产品输出系统；
c)分离塔Ⅰ(4)和分离塔Ⅱ(6)塔顶得到的气态烃经压缩机(7)加压后，进入分离单元(9)；
d)分离单元(9)将气态烃分离为氢气(15)、甲烷(16)、乙烯(17)、乙烷(19)、丙烯(18)、丙烷(20)、C4和C5和C6非芳(25)，其中氢气(15)、甲烷(16)、乙烯(17)、丙烯(18)作为产品输出系统；
e)部分乙烷(23)、丙烷(24)、C4和C5和C6非芳(27)以及分离塔Ⅱ(6)得到的部分C5和C6非芳(30)作为循环物料返回芳构化反应器(2)，剩余乙烷(21)、丙烷(22)、C4和C5和C6非芳(26)或全部的乙烷(19)、丙烷(20)、C4和C5和C6非芳(25)以及分离塔Ⅱ(6)得到的剩余C5和C6非芳(29)或全部C5和C6非芳(28)作为产品输出系统。
4.根据权利要求3所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，其特征在于乙烯、丙烯反应器(1)和芳构化反应器(2)采用固定床反应器、移动床反应器、流化床反应器或带再生器的循环流化床反应器。
5.根据权利要求3所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，其特征在于催化剂Ⅰ的活性组分含有SAPO-34、ZSM-5分子筛中的一种或两种；催化剂Ⅱ的活性组分为ZSM-5、ZSM-23、ZSM-11、β沸石、Y沸石或相互间形成的复合分子筛，催化剂负载有Zn、Ag、P、Ga、Cu、Mn中一种或多种元素或氧化物。
6.根据权利要求3所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，其特征在于乙烯、丙烯反应器(1)的反应温度为450～500℃，以表压计反应压力为0～0.4兆帕，重量空速为6～30h-1；芳构化反应器(2)的反应温度为400～550℃，以表压计反应压力为0～0.5兆帕，重量空速为0.1～15h-1。
7.根据权利要求3所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，其特征在于分离单元(9)的系统包括脱甲烷塔(31)、脱乙烷塔(32)、乙烯精馏塔(33)、脱丙烷塔(34)、丙烯精馏塔(35)；脱甲烷塔(31)塔顶分离出氢气(15)、甲烷(16)；乙烯精馏塔(33)塔顶分离出乙烯(17)，塔底分离出乙烷(19)；丙烯精馏塔(35)塔顶分离出丙烯(18)，塔底分离出丙烷(20)；脱丙烷塔(34)塔底分离出C4和C5和C6非芳(25)。
8.根据权利要求7所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，分离单元(9)的方法包括以下几个步骤：
a)经压缩机(7)压缩的产物进入脱甲烷塔(31)，塔顶分离出氢气(15)、甲烷(16)，塔底产物进入脱乙烷塔(32)；
b)脱乙烷塔(32)塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔(33)，塔底的碳数高于2以上的烃进入脱丙烷塔(34)；
c)乙烯精馏塔(33)塔顶分离出乙烯(17)，塔底分离出乙烷(19)；
d)脱丙烷塔(34)塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔(35)，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳(25)；
e)丙烯精馏塔(35)塔顶分离出丙烯(18)，塔底分离出丙烷(20)。
9.根据权利要求7所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，分离单元(9)的方法包括以下几个步骤：
a)经压缩机(7)压缩的产物进入脱乙烷塔(32)，塔顶的产品进入脱甲烷塔(31)，塔底产品进入脱丙烷塔(34)；
b)脱甲烷塔(31)塔顶分离出氢气(15)、甲烷(16)，塔底产物进入乙烯精馏塔(33)；
c)乙烯精馏塔(33)塔顶分离出乙烯(17)，塔底分离出乙烷(19)；
d)脱丙烷塔(34)塔顶分离出的C3进入丙烯精馏塔(35)，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳(25)；
e)丙烯精馏塔(35)塔顶分离出丙烯(18)，塔底分离出丙烷(20)。
10.根据权利要求7所述的多功能甲醇和/或二甲醚转化制乙烯、丙烯和芳烃的方法，分离单元(9)的方法包括以下几个步骤：
a)经压缩机(7)压缩的产物进入脱丙烷塔(34)，塔顶的产品进入脱甲烷塔(31)，塔底分离出的碳数高于3的烃，即C4和C5和C6非芳(25)；
b)脱甲烷塔(31)塔顶分离出氢气(15)、甲烷(16)，塔底产物进入脱乙烷塔(32)；
c)脱乙烷塔(31)塔顶的C2产品进入乙烯精馏塔(33)，塔底的碳数高于2的烃进入丙烯精馏塔(35)；
d)乙烯精馏塔(33)塔顶分离出乙烯(17)，塔底分离出乙烷(19)；
e)丙烯精馏塔(35)塔顶分离出丙烯(18)，塔底分离出丙烷(20)。
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