一種以煤層氣為原料生產苯的工藝的制作方法
【專利摘要】本發明涉及一種用于生產苯的工藝，以煤層氣為原料，經過PSA提純得到甲烷氣，經過循環流化床芳構化處理得到苯。本發明與現有以天然氣為原料生產苯的技術相比，經濟效應十分顯著：該工藝以煤層氣為原料，擴大了原料來源并極大地降低了成本；該工藝經過提純處理，增加了甲烷氣的純度可直接芳構化；該工藝中循環流化床的應用，使芳構化過程工藝簡單，制備方便，容易操作，環保無污染；本發明制得的高純度苯可以滿足做化工原料的要求，同時打破了煤層氣僅用于燃料的現行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創了新的途徑。
【專利說明】一種以煤層氣為原料生產苯的工藝
【技術領域】
[0001]本發明屬于一種生產苯的工藝，具體地說涉及一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經過循環流化床芳構化處理得到苯的工藝。
【背景技術】
[0002]煤層氣是一種以甲烷為主，含有少量氮氣、二氧化碳和氧氣等的多種氣體混合物，是主要存在于煤礦的伴生氣體，屬于非常規天然氣。在采煤之前如果先開采煤層氣，既可以避免煤礦瓦斯爆炸，又可以獲取潔凈的能源和優質的化工原料。
[0003]我國煤層氣資源豐富，可采資源量約10萬億立方米，目前，由于沒有找到合理的利用手段，未能充分利用，大部分煤層氣最終還是排入大氣中，浪費了資源，污染了環境。
[0004]隨著世界對清潔能源的需求量日益增加，煤層氣開采和利用受到了世界各國的廣泛關注。目前為止已經有很多關于煤層氣綜合利用的方法。
[0005]1，專利CN200510022208.4公開了一種用煤層氣制備氫氣的方法，該方法將煤層氣中加入適當的水蒸氣，在催化劑作用下，利用煤層氣中的可燃氣體和氧的反應熱，使甲烷和水蒸氣發生轉化反應，生成富含氫的混合氣，再通過變壓吸附得到高純度氫氣產品。
[0006]2，專利CN200510073346.5公開了一種利用水合物進行煤層氣富集和儲運的方法，該方法是利用甲烷與其它組分在氣相和水合物相分配系數的差別，通過控制水合物的生成條件使甲烷在水合 物相富集，得到純度為90%以上的甲烷氣體。
[0007]3，專利CN200810231646.5公開了一種以煤層氣為原料制取清潔燃料油的方法，該方法中，煤層氣中的甲烷經過非催化部分氧化工藝轉化為氫氣和一氧化碳，凈化后，再經費托合成工序得到合成燃料油。
[0008]但這些方法僅僅是將煤層氣從一種燃料轉變成另一種燃料，經濟上并沒有太大優勢。目前，還沒有關于將煤層氣轉化成化工原料的專利及論文發表。
[0009]苯是一種應用極為廣泛的化工原料，其市場需求逐年增加，產品附加值極高。
[0010]苯的現有生產方法有以下兩種:
[0011]1，原油煉制產品之一是苯，占世界現有苯產品的90%以上；
[0012]2，從焦爐煤氣冷凝過程中可以得到粗苯，經粗苯加氫處理得到苯。
[0013]本發明提供了一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，為苯的生產提供了一個新的方法。同時，本發明改變了煤層氣僅用于燃料的現行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創了新的途徑，大大增加了煤層氣的附加價值。
【發明內容】
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[0014]本發明的目的是提供一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經過循環流化床芳構化處理得到苯的工藝。
[0015]為實現上述目的，本發明通過以下技術方案實現:
[0016]一種以煤層氣為原料，通過PSA提純得到甲烷氣，經過循環流化床芳構化處理得到苯的工藝。
[0017]首先，通過變壓吸附(PSA)法將作為原料的煤層氣中的甲烷進行提純，得到甲烷氣；其次，將得到的甲烷氣經過循環流化床芳構化處理后得到苯。
[0018]在本發明中，用于生產苯的工藝包括提純系統和循環流化床芳構化系統，如圖1所示。
[0019]在提純系統中，所述的提純系統為變壓吸附(PSA)裝置，采用四塔循環方式，流程為高壓吸附、逆向減壓吹洗。每一吸附塔經過高壓吸附、均壓降壓、逆放、均壓升壓等過程將甲烷氣吸附下來。吸附劑采用碳分子篩和活性炭纖維。操作壓力范圍為0.1-1.0Mpa0得到的甲烷氣中的甲烷含量在95%以上。
[0020]在循環流化床芳構化處理系統中，采用雙塔循環流化床反應裝置進行芳構化處理，如圖2所示。該反應裝置主要由反應塔、催化劑再生塔、旋風分離器和苯分離裝置構成。反應塔底部有進氣管，下部直接連接來自再生塔的溢流管，頂部有催化劑提升管，催化劑提升管頂部直接連接旋風分離器的進口。催化劑再生塔底部有進氣管，下部有溢流管直接連接到反應塔下部的催化劑床層，頂部有再生塔生成氣出口。旋風分離器的固體離子回收部直接連接再生塔頂部， 而氣體出口直接連接到苯分離裝置。苯分離裝置由苯分離塔和變壓吸附(PSA)裝置構成。
[0021]將上述甲烷氣通入雙塔循環流化床反應裝置中的反應塔中，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構化處理。經芳構化處理后的反應生成氣體及部分催化劑顆粒經提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置中。該氣體經苯分離塔分離后，得到產品苯及副產品萘等；再經PSA裝置分離后得到產品氫氣和甲烷氣。得到的甲烷氣打循環進入反應塔，循環比為4。經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒，在催化劑再生塔中經過再生后通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中循環使用。反應塔進口溫度為500-700°C，出口溫度為700-850°C，操作壓力為0.1-0.6MPa ;旋風分離器中溫度為650_850°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C，經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為600-800°C，通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為700-850°C。苯收率為15%，氫氣收率為70% ;苯的純度為99.5%，氫氣的純度為99.5%。催化劑再生塔進口的再生用氣為氫氣，再生塔出口的氣體為氫氣和甲烷的混和氣，該混合氣經PSA提純裝置分離后分別打回系統循環使用。
[0022]本發明與現有技術相比較，具有以下優點:
[0023]I)通過本發明可以直接以煤層氣為原料生產苯，本發明制得的高純度苯可以滿足做化工原料的要求，為苯的生產提供了一個新的方法；同時打破了煤層氣僅用于燃料的現行利用體系，為煤層氣作為化工原料的利用開創了新的途徑。
[0024]2)本發明與傳統工藝相比，將甲烷在無氧條件下直接芳構化成苯，并副產萘等含碳廣品，碳的總收率可達95%以上。
[0025]3)副產制得的氫氣進一步提高了本工藝的效益。
[0026]4)本工藝的芳構化反應在無氧條件下操作,無廢氣CO2排放,對改善環境有貢獻。
[0027]5)工藝簡單，制備方便，容易操作，環保無污染。
[0028]本發明的工藝流程圖如下:[0029]圖1為本發明的以煤層氣為原料生產苯的工藝流程圖；
[0030]圖2為本發明的以煤層氣為原料生產苯的雙塔循環流化床芳構化處理系統工藝流程圖，主要設備有反應塔、催化劑再生塔、旋風分離器和苯分離裝置。
[0031]實施例1
[0032]如圖1所示，將原料煤層氣以50m3N/h的進氣量通入提純系統中，經四塔循環方式將甲烷氣吸附下來。操作壓力范圍為0.1-0.8Mpa。其中，甲烷氣產量為40m3N/h，甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲罐。從甲烷氣儲罐來的甲烷氣以30m3N/h的進氣量通入循環流化床芳構化處理系統中的反應塔底部進氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構化處理。經芳構化處理后的反應生成氣體及部分催化劑顆粒經提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置。該氣體經苯分離塔分離后，得到產品苯及副產品萘等。從苯分離塔出來的氣體再經PSA裝置分離后得到產品氫氣和未反應甲烷氣。單程甲烷轉化率為25%，苯的產量為3.0千克/h，純度為99.5% ;氫氣的產量為9.5m3N/h，純度為99.5%。未反應甲烷氣打循環進入反應塔，循環比為4。反應塔進口溫度為600°C，反應塔催化劑床溫度為800°C，出口溫度為800°C，操作壓力為0.2MPa ;旋風分離器中溫度為780°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為600°C，再生塔催化劑床溫度為820°C，再生塔出口溫度為820°C。經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為750°C，通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為810°C。
[0033]實施例2
[0034]如圖1所示， 將原料煤層氣以50m3N/h的進氣量通入提純系統中，經四塔循環方式將甲烷氣吸附下來。操作壓力范圍為0.1-0.8Mpa。其中，甲烷氣產量為40m3N/h，甲烷含量在95%以上，送入甲烷氣儲罐。從甲烷氣儲罐來的甲烷氣以30m3N/h的進氣量通入循環流化床芳構化處理系統中的反應塔底部進氣管，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構化處理。經芳構化處理后的反應生成氣體及部分催化劑顆粒經提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經旋風分離器分離后進入催化劑再生塔，氣體經旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置。該氣體經苯分離塔分離后，得到產品苯及副產品萘等。從苯分離塔出來的氣體再經PSA裝置分離后得到產品氫氣和未反應甲烷氣。單程甲烷轉化率為22%，苯的產量為2.9千克/h，純度為99.5% ;氫氣的產量為9.0m3N/h，純度為99.5%。未反應甲烷氣打循環進入反應塔，循環比為4。反應塔進口溫度為650°C，反應塔催化劑床溫度為820°C，出口溫度為820°C，操作壓力為0.3MPa ;旋風分離器中溫度為810°C ;催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為650°C，再生塔催化劑床溫度為840°C，再生塔出口溫度為840°C。經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為800°C，通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為820°C。
【權利要求】
1.一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于包括如下步驟: (1)以煤層氣為原料，通過提純系統處理，獲得高純度甲烷氣； (2)將上述甲烷氣送入雙塔循環流化床芳構化處理系統，經過芳構化裝置處理得到苯。
2.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的提純系統中，采用四塔循環變壓吸附(PSA)裝置進行吸附處理；其操作步驟為:流程為高壓吸附、逆向減壓吹洗，每一吸附塔經過高壓吸附、均壓降壓、逆放、均壓升壓等過程將甲烷氣吸附下來；其操作條件為:操作壓力范圍為0.1-1.0Mpa ;吸附劑采用碳分子篩和活性炭纖維，提純后甲烷氣中的甲烷含量在95%以上。
3.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的循環流化床芳構化處理系統中，采用雙塔循環流化床反應裝置進行芳構化處理；該反應裝置主要由反應塔、催化劑再生塔、旋風分離器和苯分離裝置構成:(I)反應塔底部有進氣管，下部直接連接來自再生塔的溢流管，頂部有催化劑提升管，催化劑提升管頂部直接連接旋風分離器的進口 ；(2)催化劑再生塔底部有進氣管，下部有溢流管直接連接到反應塔下部的催化劑床層，頂部有再生塔生成氣出口 ；(3)旋風分離器的固體離子回收部直接連接再生塔頂部，而氣體出口直接連接到苯分離裝置；(4)苯分離裝置由苯分離塔和變壓吸附(PSA)裝置構成。
4.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環流化床反應裝置進行芳構化處理時，包括如下步驟:(I)甲烷氣通入雙塔循環流化床反應裝置中的反應塔中，在鑰分子篩催化劑作用下，進行芳構化處理；(2)經芳構化處理后的反應生成氣體及部分催化劑顆粒經提升管帶入旋風分離器中，固體催化劑顆粒經旋風分離器分離后進入催化劑 再生塔，氣體經旋風分離器頂部出口進入苯分離裝置中；(3)該氣體經苯分離塔分離后，得到產品苯及副產品萘等，再經PSA裝置分離后得到產品氫氣和甲烷氣，得到的甲烷氣打循環進入反應塔，循環比為4 ;(4)經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒，在催化劑再生塔中經過再生后通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中循環使用。
5.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環流化床反應裝置進行芳構化處理時，包括如下操作條件:(I)反應塔進口溫度為500-700°C，出口溫度為700-850°C，操作壓力為0.1-0.6IMPa ； (2)旋風分離器中溫度為650-8500C ；(3)催化劑再生塔的催化劑再生用氣體進口溫度為500-800°C，出口溫度約為800-900°C； (4)經過旋風分離器分離后進入再生塔中的固體催化劑顆粒溫度為600-800°C，通過溢流管進入反應塔下部的催化劑床層中的再生后催化劑顆粒溫度為700-850°C。
6.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的雙塔循環流化床反應裝置進行芳構化處理時，催化劑再生塔進口的再生用氣為氫氣，催化劑再生塔出口的氣體為氫氣和甲烷的混和氣，該混合氣經PSA提純裝置分離后分別打回系統循環使用。
7.根據權利要求1所述的一種以煤層氣為原料生產苯的工藝，其特征在于所述的產品苯的收率為15%，苯的純度為99.5%，產品氫氣的純度為99.5%。
8.權利要求2-6任一項所述的方法制備得到的苯。
【文檔編號】C01B3/56GK104030879SQ201410249485
【公開日】2014年9月10日 申請日期:2014年6月9日 優先權日:2014年6月9日
【發明者】沈建立 申請人:沈建立