CN106947530A - 甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法 - Google Patents

甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，主要解决现有技术中MTP副产汽油综合利用率低、工程投资较高、能耗较高的问题。本发明通过采用一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，MTP副产汽油首先经过汽油加氢单元得到加氢汽油，然后加氢汽油进入芳烃抽提单元，得到的非芳烃抽余油进入变压吸附分离单元得到正构烷烃、异构烷烃，芳烃抽提单元得到的芳烃进入移动床吸附分离单元，得到抽余芳烃和对二甲苯的技术方案较好地解决了上述问题，可用于甲醇制丙烯装置中。

Description

甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法
技术领域
本发明涉及一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法。
背景技术
丙烯是仅次于乙烯的第二大石化基础原料，其最大用途是生产聚丙烯。目前95％以上的丙烯来自石化厂蒸汽热裂解装置生产乙烯的副产品及炼油厂FCC装置的副产品，然而由于世界石油供应的不稳定性和我国石油资源的缺乏，发展石油化工所需的重要原料丙烯的来源受到了极大的限制，开发甲醇制丙烯(MTP)工艺，不仅有利于实现煤的高效利用，还可以缓解国内丙烯供应紧张的局势。
MTP工艺除生产丙烯产品外，还副产少量的液化气和大量的液态烃。MTP工艺副产的液态烃，即：副产汽油中含有苯、二甲苯等芳烃组分，辛烷值高，可作为燃料使用，目前的处理方式是作为调和汽油组分外卖，由此副产汽油的附加值较低。在对MTP工艺副产汽油组分进一步分析的基础上，进行高附加值综合利用研究表明：MTP工艺副产汽油进行分离精制加工后，制备高纯度对二甲苯副产品具有极大的增值潜力。目前，全国已经建成、正在建设以及计划建设的MTP装置，生产规模合计约1000万吨/年甲醇，其副产汽油约80万吨/年，综合利用意义重大。随着MTP工艺的迅速发展，寻求MTP工艺副产汽油的加工利用途径、提升MTP工艺副产汽油的价值迫在眉睫。
专利申请号为CN201110356475.0利用甲醇制丙烯副产物乙烯气制备乙苯的工艺方法，涉及了一种MTP工艺过程中副产的不纯乙烯气为原料，与苯制取乙苯的工艺方法。由此，拓宽了MTP副产物的利用渠道，省去了乙烯精制所需要的冷冻设备和能耗。
专利申请号为CN201410062646.2一种甲醇制丙烯副产物加工工艺方法，涉及了一种将汽油芳构化、液化气芳构化技术进行组合，有效将MTP工艺副产物转化为芳烃的工艺过程。由此，能够提高液态烃副产物的芳烃实际增率。
专利申请号为CN201511025099.1一种MTP装置及其新型分离工艺，涉及了一种MTP工艺反应气通过预急冷、增压、油吸收、精馏分离等步骤在脱己烷塔塔釜、丙烯塔塔顶、乙烯塔釜塔顶分别获得汽油副产品、聚合级丙烯产品、乙烯副产品的新型分离工艺。由此，新型分离工艺有效地优化工艺流程，降低系统能耗，减少管道腐蚀，降低投资成本。
现有技术中，专利申请号CN201110356475.0仅仅回收利用副产的不纯乙烯气，没有回收利用液态烃副产物的方法。专利申请号CN201410062646.2对于MTP工艺副产物的复杂性、多样性，采用单一的芳构化技术处理方法不能使其所有副产物得到有效利用，也无法适应MTP工艺副产物包含多种组合配比变化条件下进行综合利用的需要，而且液态烃副产物的加工成本较高。专利申请号CN201511025099.1只涉及MTP工艺装置获得丙烯产品的分离过程，没有提到液态烃副产品综合利用的方法。
由此，现有技术对于MTP工艺装置的副产汽油，存在综合利用率低，产品附加值低，加工成本高等问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中MTP副产汽油综合利用率低、工程投资较高、能耗较高的问题，提供一种新的甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法。该方法具有MTP副产汽油综合利用率高、工程投资较低、能耗较低的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，MTP副产汽油首先经过汽油加氢单元得到加氢汽油，然后加氢汽油进入芳烃抽提单元，得到的非芳烃抽余油进入变压吸附分离单元得到正构烷烃、异构烷烃，芳烃抽提单元得到的芳烃进入移动床吸附分离单元，得到抽余芳烃和对二甲苯；其中，汽油加氢单元包括MTP副产汽油预处理系统、一段加氢系统、二段加氢系统、加氢汽油稳定系统；芳烃抽提单元采用萃取精馏工艺，包括芳烃与非芳烃分离系统、芳烃分离系统、溶剂再生系统、芳烃精制系统；变压吸附分离单元包括正构烷烃与异构烷烃吸附系统、正构烷烃与异构烷烃解吸系统、烷烃精制系统；移动床吸附分离单元包括对二甲苯吸附系统、对二甲苯解吸系统、对二甲苯精制系统。
上述技术方案中，优选地，汽油加氢单元采用氧化铝为载体的含氧化镍质量分数为16～22％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.2～3.2MPa，入口温度为60～105℃，液体体积空速为2.2～3.6h-1，氢油体积比为150～250。
上述技术方案中，优选地，芳烃抽提单元中采用的萃取精馏塔操作表压为0.10～0.16MPa，塔顶操作温度为85～110℃，塔釜操作温度为160～175℃，溶剂比为3.0～5.0，回流比为0.15～0.55；所述溶剂为N-甲基吡咯烷酮(NMP)或N-甲酰基吗啉(NFM)或N-乙酰基吗啉(NAM)。
上述技术方案中，优选地，变压吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为0.8～1.8MPa，吸附温度为120～220℃，吸附剂为5A分子筛或6A分子筛；解吸塔解吸表压为0.1～0.2MPa，解吸温度为240～280℃。
上述技术方案中，优选地，移动床吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为2.2～2.6MPa，吸附温度为100～140℃，吸附剂为BaX型沸石；解吸塔解吸表压为1.4～1.8MPa，解吸温度为180～220℃。
本发明技术路线特点：
1)汽油加氢：采用先进、高效的国产化加氢催化剂进行二段加氢反应的工艺技术，该工艺具有工艺流程先进、加氢反应过程稳定、催化剂再生容易等优点；
2)芳烃抽提：采用绿色、先进的萃取溶剂进行萃取精馏的工艺技术，该工艺具有工艺流程简单、设备工程投资低、溶剂毒害性小、三废排放量少等优点；
3)变压吸附分离：采用先进、节能的吸附分离工艺技术，该工艺路线具有流程简捷、吸附剂无磨损，公用工程消耗少、综合能耗低等优点；
4)移动床吸附分离：采用高效、先进的吸附分离工艺技术，该工艺路线具有可控制性好、设备利用率高、分离效率高等优点；
5)对加氢反应系统、芳烃抽提系统和吸附分离系统进行优化组合，以达到工程投资费用和操作运行费用最低的目的。
本发明涉及一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，根据MTP工艺副产汽油中的烷烃与烯烃以及芳烃的多种组合配比变化情况，采用汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离进行加工处理，得到正构烷烃、异构烷烃、对二甲苯、抽余芳烃等主要产品。产品收率>99％，产品纯度>98％，工程投资下降10％以上，综合能耗降低5％以上，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
图1中，1、汽油加氢单元；2、芳烃抽提单元；3、变压吸附分离单元；4、移动床吸附分离单元；5、MTP副产汽油；6、加氢汽油；7、非芳烃抽余油；8、芳烃；9、正构烷烃；10、异构烷烃；11、抽余芳烃；12、对二甲苯。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
本发明工艺流程框图如图1所示。MTP副产汽油经过汽油加氢(1)、芳烃抽提(2)、变压吸附分离(3)、移动床吸附分离(4)进行加工处理，得到正构烷烃(9)、异构烷烃(10)、抽余芳烃(11)、对二甲苯(12)等基本有机化工原料。
以生产能力180万吨/年甲醇制丙烯MTP装置为例，副产15.95万吨/年汽油，其组分配比如下：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 单烯烃二烯烃 对二甲苯 抽余芳烃 小计
含量(wt％) 44.52 29.72 0.75 14.98 10.03 100.00
1)首先采用汽油加氢技术，通过MTP副产汽油的预处理系统，一段加氢系统，二段加氢系统，加氢汽油稳定系统，将包含单烯烃二烯烃的MTP工艺装置副产汽油加氢处理为饱和烷烃的加氢汽油；采用氧化铝为载体的含氧化镍18％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.6MPa，入口温度为82℃，液体体积空速为2.8h-1，氢油体积比为195。
2)其次采用芳烃抽提技术，通过MTP加氢汽油的芳烃与非芳烃分离系统，芳烃分离系统，溶剂再生系统，芳烃精制系统，将MTP工艺装置加氢汽油中的芳烃与非芳烃抽余油进行分离；萃取精馏塔操作表压为0.12MPa，塔顶操作温度为96℃，塔釜操作温度为166℃，溶剂比为3.7，回流比为0.33，溶剂为N-甲基吡咯烷酮(NMP)。
3)然后采用变压吸附分离技术，通过MTP非芳烃抽余油的正构烷烃、异构烷烃吸附系统，正构烷烃、异构烷烃解吸系统，烷烃精制系统，将MTP工艺装置非芳烃抽余油中的正构烷烃、异构烷烃进行分离；吸附塔吸附表压为1.2MPa，吸附温度为162℃，吸附剂为5A分子筛；解吸塔解吸表压为0.13MPa，解吸温度为256℃。
4)最后采用移动床吸附分离技术，通过MTP芳烃的对二甲苯吸附系统，对二甲苯解吸系统，对二甲苯精制系统，将MTP工艺装置芳烃中的对二甲苯分离出来；吸附塔吸附表压为2.3MPa，吸附温度为117℃，吸附剂为BaX型沸石；解吸塔解吸表压为1.5MPa，解吸温度为195℃。
由此，MTP副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 对二甲苯 抽余芳烃 合计
产量(万吨/年) 7.17 4.79 2.39 1.60 15.95
产品收率99.1％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.1％，综合能耗降低5.2％。
【实施例2】
按照实施例1所述的条件和步骤，但生产能力扩大为360万吨/年的甲醇制丙烯MTP装置，副产31.90万吨/年汽油，采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 对二甲苯 抽余芳烃 合计
产量(万吨/年) 14.34 9.58 4.78 3.20 31.90
产品收率99.3％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.4％，综合能耗降低5.3％。
【实施例3】
按照实施例1所述的条件和步骤，生产能力仍然为180万吨/年甲醇制丙烯MTP装置为例，副产16.07万吨/年汽油，但组分配比变化如下：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 单烯烃二烯烃 对二甲苯 抽余芳烃 小计
含量(wt％) 40.64 32.23 0.51 17.87 8.75 100.00
首先采用汽油加氢技术，采用氧化铝为载体的含氧化镍16％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.2MPa，入口温度为60℃，液体体积空速为2.2h-1，氢油体积比为150。其次采用芳烃抽提技术，萃取精馏塔操作表压为0.10MPa，塔顶操作温度为85℃，塔釜操作温度为160℃，溶剂比为3.0，回流比为0.15，溶剂为N-甲酰基吗啉(NFM)。然后采用变压吸附分离技术，吸附塔吸附表压为0.8MPa，吸附温度为120℃，吸附剂为5A分子筛；解吸塔解吸表压为0.10MPa，解吸温度为240℃。最后采用移动床吸附分离技术，吸附塔吸附表压为2.2MPa，吸附温度为100℃，吸附剂为BaX型沸石；解吸塔解吸表压为1.4MPa，解吸温度为180℃。
由此，MTP副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 对二甲苯 抽余芳烃 合计
产量(万吨/年) 6.58 5.21 2.87 1.41 16.07
产品收率99.1％，产品纯度98.1％，工程投资下降10.2％，综合能耗降低5.1％。
【实施例4】
按照实施例1所述的条件和步骤，生产能力仍然为180万吨/年甲醇制丙烯MTP装置为例，副产15.90万吨/年汽油，但组分配比变化如下：
首先采用汽油加氢技术，采用氧化铝为载体的含氧化镍22％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为3.2MPa，入口温度为105℃，液体体积空速为3.6h-1，氢油体积比为250。其次采用芳烃抽提技术，萃取精馏塔操作表压为0.16MPa，塔顶操作温度为110℃，塔釜操作温度为175℃，溶剂比为5.0，回流比为0.55，溶剂为N-乙酰基吗啉(NAM)。然后采用变压吸附分离技术，吸附塔吸附表压为1.8MPa，吸附温度为220℃，吸附剂为6A分子筛；解吸塔解吸表压为0.20MPa，解吸温度为280℃。最后采用移动床吸附分离技术，吸附塔吸附表压为2.6MPa，吸附温度为140℃，吸附剂为BaX型沸石；解吸塔解吸表压为1.8MPa，解吸温度为220℃。
由此，MTP副产汽油采用本发明汽油加氢、芳烃抽提、变压吸附分离、移动床吸附分离技术方案进行加工处理，得到：
组分名称 正构烷烃 异构烷烃 对二甲苯 抽余芳烃 合计
产量(万吨/年) 7.78 4.15 1.90 2.07 15.90
产品收率99.1％，产品纯度98.2％，工程投资下降10.1％，综合能耗降低5.1％。

Claims (5)

1.一种甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，MTP副产汽油首先经过汽油加氢单元得到加氢汽油，然后加氢汽油进入芳烃抽提单元，得到的非芳烃抽余油进入变压吸附分离单元得到正构烷烃、异构烷烃，芳烃抽提单元得到的芳烃进入移动床吸附分离单元，得到抽余芳烃和对二甲苯；其中，汽油加氢单元包括MTP副产汽油预处理系统、一段加氢系统、二段加氢系统、加氢汽油稳定系统；芳烃抽提单元采用萃取精馏工艺，包括芳烃与非芳烃分离系统、芳烃分离系统、溶剂再生系统、芳烃精制系统；变压吸附分离单元包括正构烷烃与异构烷烃吸附系统、正构烷烃与异构烷烃解吸系统、烷烃精制系统；移动床吸附分离单元包括对二甲苯吸附系统、对二甲苯解吸系统、对二甲苯精制系统。
2.根据权利要求1所述甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，其特征在于汽油加氢单元采用氧化铝为载体的含氧化镍质量分数为16～22％的镍系加氢催化剂，加氢反应器反应表压为2.2～3.2MPa，入口温度为60～105℃，液体体积空速为2.2～3.6h-1，氢油体积比为150～250。
3.根据权利要求1所述甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，其特征在于芳烃抽提单元中采用的萃取精馏塔操作表压为0.10～0.16MPa，塔顶操作温度为85～110℃，塔釜操作温度为160～175℃，溶剂比为3.0～5.0，回流比为0.15～0.55；所述溶剂为N-甲基吡咯烷酮(NMP)或N-甲酰基吗啉(NFM)或N-乙酰基吗啉(NAM)。
4.根据权利要求1所述甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，其特征在于变压吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为0.8～1.8MPa，吸附温度为120～220℃，吸附剂为5A分子筛或6A分子筛；解吸塔解吸表压为0.1～0.2MPa，解吸温度为240～280℃。
5.根据权利要求1所述甲醇制丙烯装置副产汽油综合利用的方法，其特征在于移动床吸附分离单元中的吸附塔吸附表压为2.2～2.6MPa，吸附温度为100～140℃，吸附剂为BaX型沸石；解吸塔解吸表压为1.4～1.8MPa，解吸温度为180～220℃。
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