本發明涉及石油化工技術領域，具體而言，涉及一種移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法及組合裝置。
背景技術：
低碳芳烴主要包括苯、甲苯、二甲苯，一般簡稱BTX，是重要的基礎化工原料，其中對二甲苯(PX)占BTX消費總量的45％左右。工業上芳烴生產約95％左右來自于石油化工，少量來自煤焦油加工。2010年我國BTX產量約1420萬噸，表觀消費量達1900萬噸，供需缺口約480萬噸，其中PX自給率僅61.6％，凈進口332萬噸。為了填補芳烴市場的缺口，減少芳烴對石油資源的依賴，從資源豐富的煤炭資源轉化制芳烴，不僅可以緩解芳烴資源的短缺，提高煤炭下游產品的附加值，延長煤化工產業鏈，具有重要的價值。鑒于目前我國日益增長的芳烴需求及日益產能過剩的煤基甲醇等問題，積極開展煤基甲醇制芳烴技術的開發不僅緩解了市場對低碳芳烴的需求，還為煤基甲醇的綜合利用找到了一條可實現的道路。根據國家發改委在《煤炭深加工示范項目規劃》中披露，煤制芳烴被列入了未來幾年煤化工示范重點方向之一。
甲醇制芳烴理念最早出現在Mobil公司開發的MTG技術中，20世紀70年代Mobil公司開發了ZSM-5沸石分子篩，利用此沸石分子篩可以有效地將甲醇轉化為高辛烷值汽油，其中芳烴含量大于35％。隨后Mobil公司在美國申請了專利USP4590321，公開了甲醇制芳烴的實驗結果，實驗結果顯示P改性的ZSM-5分子篩催化劑在高級烴，芳烴的選擇性上比未改性的ZSM-5分子篩好很多，但是芳烴含量不是很高。隨后，Mobil公司又申請了美國專利USP4686312，公開了將甲醇等低碳含氧化合物轉化為富含芳烴的產品的多段反應工藝。在第一段甲醇轉化為低碳烷烴及烯烴，隨后進入第二段反應器，在催化劑的作用下進一步發生芳構化反應，獲得富含低碳芳烴的產物。
目前，國內有好多科研機構都在開發MTA催化及其工藝技術，其中中科院山西煤化所和賽鼎工程公司合作的固定床甲醇制芳烴技術，清華大學的循環流化床甲醇制芳烴(FMTA)技術都在積極推進中試階段，河南煤化集團研究院與北京化工大學也在合作開展甲醇制芳烴技術。山西煤化所的專利CN1880288A公開了一種甲醇轉化制芳烴工藝及催化劑和催化劑制備方法。清華大學專利CN101244969A中公開了一種連續芳構化與催化劑再生的裝置及其方法，屬于化工設備領域，采用流化床技術將甲醇轉化為芳烴，本發明具有可調變催化劑活性和選擇性，可以使反應連續操作而不停車。但是本專利沒有涉及反應副產物的利用，總體芳烴的選擇性不高。天脊煤化工集團股份有限公司專利CN101550051A中公開了一種提高甲醇芳構化制取芳烴選擇性的工藝及其催化劑的制備方法，該專利以甲醇為原料，以不同濃度的Ga，Zn，Cu，Ag等活性離子復合改性HZSM-5分子篩催化劑，催化甲醇芳構化反應，采用固定床連續法或懸浮床連續法，反應壓力為0.1～3.5Mpa，反應溫度380～500℃，原料液體空速為0.1～10.0h-。中國海洋石油總公司專利CN101602646A公開了一種甲醇/二甲醚生產芳烴的方法及其專用反應裝置，所述的反應裝置為連續反應再生的流化床。CN101823929A公開了一種甲醇或二甲醚轉化制取芳烴的系統與工藝，原料甲醇或二甲醚首先在芳構化反應器中進行反應，反應后的產物經過分離后氫氣，甲烷，混合C8芳烴和部分C9+芳烴作為產品輸出，而C2+非芳烴和除混合C8芳烴及部分C9+芳烴類之外的芳烴則作為循環物流返回相應的反應器進一步芳構化反應。
目前，甲醇芳構化反應的研究重點主要在催化劑的改進及反應器類型。其中，山西煤化所及清華大學對甲醇芳構化的產物進行了簡單的分離及循環再利用的簡單研究，尚沒有甲醇芳構化反應過程的產物分離及低碳烴的循環利用問題的報道，適合工業化的甲醇芳構化的方法及裝置尚未見報道。
有鑒于此，特提出本發明。
技術實現要素：
本發明的第一目的在于提供一種移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，以克服甲醇芳構化過程中副產物的綜合利用率低的缺陷，所述的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法采用用Zn、P、Ag、Ga改性的ZSM-5催化劑，甲醇轉化率大于80％、產物中芳烴含量在50～60wt％，具有總芳烴選擇性高，工藝操作靈活的優點。
本發明的第二目的在于提供一種所述的一種移動床甲醇制芳烴及副產氫的組合裝置，該組合裝置克服了現有技術中不能甲醇芳構化反應過程的產物分離及低碳烴的循環利用問題，通過副產物的再次利用提高目標產物芳烴的收率和選擇性，并副產氫氣，并且裝置實現了連續化生產。
為了實現本發明的上述目的，特采用以下技術方案：
一種移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，包括以下步驟：
1)甲醇進行芳構化反應，反應產物進入步驟2)；
2)來自步驟1)的反應產物進入三相分離單元進行分離得到氣體、油相產物和水；油相產物進入步驟3)，氣體進入步驟4)；
3)對來自步驟2)的油相產物進行芳烴抽提，將油相產物分離為非芳烴和低碳混合芳烴，非芳烴抽余油后進入步驟5)，混和芳烴進入步驟6)；
4)對來自步驟2)及步驟4)的氣體產物進行分離，得到干氣和液化氣，干氣通過變壓吸附回收氫氣后作為燃料氣，液化氣進入步驟5)；
5)對來自步驟4)的液化氣及步驟3)的非芳烴產物進行芳烴構化反應，反應生成的氣體產物進入步驟4)，油相產物進入芳烴抽提進入步驟3)；
6)對來自步驟3)的低碳混和芳烴進入芳烴精餾單元，分離出BTX及C9+芳烴。
優選的，所述芳構化反應的條件為空速0.1～3.0h-1，溫度380～450℃和壓力0.1-2.0MPa。
優選的，所述芳構化反應所用的催化劑為Zn、P、Ag、和Ga改性的ZSM-5催化劑，其中，ZSM-5催化劑的硅鋁比在36～100。
本申請選用采用改性的ZSM-5為催化劑，兩段固定床反應器，操作壓力為0.1～5.0Mpa，操作溫度為300-460℃，原料液體空速為0.1～6.0h-1條件下甲醇催化轉化為以芳烴為主的產物，操作條件容易達到。本申請的第二段反應器主要作用為第一段反應器產生的非芳烴及低碳烴再次的芳構化，油相產率大于40％，其中芳烴含量大于80％。本發明具有總芳烴選擇性高，工藝操作靈活的優點。
其中，BTX簡稱輕質芳烴，苯-甲苯-二甲苯混合物的混合物。
優選的，在步驟1)中，所述甲醇進行芳構化反應的反應器為移動床反應器。
優選的，在步驟1)中，所述用Zn、P、Ag、Ga改性的ZSM-5催化劑中改性元素Zn占催化劑總重量的1％～6％，更優選的2％～4％；
P占催化劑總重量的2％～10％，更優選的3％～6％；
Ag占催化劑總重量的1％～4％，更優選的2％～3％；
Ga占催化劑總重量的0.5％～5％，更優選的2％～4％；
進一步優選的所述Zn、P、Ag、Ga改性的ZSM-5催化劑中改性金屬元素以Zn-P、Zn-P-Ag或者Ga-P的方式組合。
上述改性元素的比例和組合方式，催化效果更好。
優選的，在步驟5)中，所述芳構化反應的反應器為固定床或移動床反應器。
優選的，在步驟5)中，所述芳烴構化反應的條件為反應溫度450-550℃，進料空速為0.5～1.0h-1和壓力0.2-0.8Mpa。
優選的，在步驟5)中，所述Zn改性的HZSM-5分子篩催化劑中改性元素Zn占催化劑總重量的1％～8％，優選的2％～5％。
如上所述的移動床甲醇制芳烴及副產氫的組合裝置，包括甲醇芳構化單元、三相分離單元、氣體分離單元、芳烴抽提單元、芳烴精餾單元和低碳烴芳構化單元；
其中，所述甲醇芳構化單元出口與所述三相分離單元入口連通，所述三相分離單元的氣相出口與油相出口分別與所述氣體分離單元和所述芳烴抽提單元連通，所述氣體分離單元的液化氣出口與所述低碳烴芳構化單元的入口連通，所述低碳烴芳構化單元的氣相出口與所述氣體分離單元的入口連通，所述低碳烴芳構化單元的油相出口與所述芳烴抽提單元的入口相連通，所述芳烴抽提單元的非芳烴出口與所述低碳烴芳構化單元的入口相連，所述芳烴抽提單元的芳烴出口與所述芳烴精餾單元連通。
與現有技術相比，本發明的有益效果為：
1)、本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，采用改性的ZSM-5為催化劑，兩段固定床反應器，操作壓力為0.1～5.0Mpa，操作溫度為300-460℃，原料液體空速為0.1～6.0h-1條件下甲醇催化轉化為以芳烴為主的產物，操作條件容易達到。
2)、本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，第二段反應器主要作用為第一段反應器產生的非芳烴及低碳烴再次的芳構化，油相產率大于40％，其中芳烴含量大于80％，具有總芳烴選擇性高，工藝操作靈活的優點。
3)、本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，可以通過副產物的再次利用提高目標產物芳烴的收率和選擇性，并副產氫氣，并且裝置實現了連續化生產。
附圖說明
為了更清楚地說明本發明實施例或現有技術中的技術方案，以下將對實施例或現有技術描述中所需要使用的附圖作簡單地介紹。
圖1為本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的組合結構示意圖；
1-甲醇芳構化單元，2-三相分離單元，3-氣體分離單元，4-低碳烴芳構化單元，5-芳烴抽提單元，6-芳烴精餾單元。
具體實施方式
下面將結合實施例對本發明的實施方案進行詳細描述，但是本領域技術人員將會理解，下列實施例僅用于說明本發明，而不應視為限制本發明的范圍。實施例中未注明具體條件者，按照常規條件或制造商建議的條件進行。所用試劑或儀器未注明生產廠商者，均為可以通過市售購買獲得的常規產品。
實施例1
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度380℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為4％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為BTX及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳烴產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化單元，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例2
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度400℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為4％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳烴產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例3
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為4％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳烴產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例4
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度430℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為4％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳烴產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例5
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度380℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量3％，P含量為5％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例6
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.3Mpa，反應溫度380℃，反應所用催化劑為Zn-P復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量5％，P含量為4％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳烴和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化反應所產的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為4％，反應溫度460℃，壓力0.4Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例7
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.4Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ag復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量5％，Ag含量1％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為5％，反應溫度480℃，壓力0.6Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例8
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.4Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ag復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量5％，Ag含量1％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為5％，反應溫度500℃，壓力0.6Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例9
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.4Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ag復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量5％，Ag含量1％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為5％，反應溫度520℃，壓力0.5Mpa，空度0.6h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例10
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.4Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ag復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量5％，Ag含量1％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn，P和Ag復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為4％，Ag含量為2％，反應溫度480℃，壓力0.6Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例11
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.5Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn，P及Ga復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量為3％，P含量為4％，Ga含量為2％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn改性的硅鋁比為60的ZSM-5催化劑，其中Zn含量為3％，反應溫度520℃，壓力0.5Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例12
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.5Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ga復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中，Zn含量為3％，P含量為4％，Ga含量為2％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn，P和Ga復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為3％，Ga含量為1％，反應溫度520℃，壓力0.5Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例13
甲醇進入甲醇芳構化移動床反應器，甲醇進料空速為0.8h-1，反應壓力為0.5Mpa，溫度420℃，反應所用催化劑為Zn-P-Ga復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量為3％，P含量為4％，Ga含量為2％。反應所得油相產物進入芳烴抽提單元，分離非芳和混和芳烴，混和芳烴進入精餾裝置進一步分離為B，T，X及C9+芳烴，甲醇芳構化單元的氣體產物(氫氣，甲烷，乙烯，丙烷，丙烯，異丁烷，1丁烯)和芳烴抽提單元所得的非芳產物一同進入低碳烷烴移動床芳構化反應器中，反應所用催化劑為Zn，P和Ga復合改性的硅鋁比為60的HZSM-5分子篩催化劑，其中Zn含量2％，P含量為5％，Ga含量為0.5％，反應溫度520℃，壓力0.5Mpa，空度0.5h-1，產物尾氣中氫氣作為煉廠氫原，其它低碳烷烴作為燃料氣使用，液相產物進入芳烴抽提單元。
實施例14
本實施例所提供的一種移動床甲醇制芳烴及副產氫的裝置，包括甲醇芳構化單元1、三相分離單元2、氣體分離單元3、芳烴抽提單元5、芳烴精餾單元6和低碳烴芳構化單元4；
其中，所述甲醇芳構化單元1出口與所述三相分離單元2入口連通，所述三相分離單元2的氣相出口與油相出口分別與所述氣體分離單元3和所述芳烴抽提單元5連通，所述氣體分離單元3的液化氣出口與所述低碳烴芳構化單元4的入口連通，所述低碳烴芳構化單元4的氣相出口與所述氣體分離單元3的入口連通，所述低碳烴芳構化單元4的油相出口與所述芳烴抽提單元5的入口相連通，所述芳烴抽提單元5的非芳烴出口與所述低碳烴芳構化單元4的入口相連，所述芳烴抽提單元5的芳烴出口與所述芳烴精餾單元6連通。
進一步的，甲醇芳構化單元可以為甲醇芳構化移動床反應器，低碳烴芳構化單元可以為低碳烷烴移動床芳構化反應器。
實驗例1實施例1-13最終產物測試分析
實施例1-13所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，最終產物分布如表1所示。
表1 最終產物分析結果
實驗結果表明，本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，油相產率大于40％，其中芳烴含量大于80％，具有總芳烴選擇性高，工藝操作靈活的優點。可以把甲醇芳構化中的副產物循環利用，提高了芳烴的收率和選擇性，并且工藝靈活，可以根據市場需求變化目標產物。
綜上所述，本申請所提供的移動床甲醇制芳烴及副產氫的方法，采用改性的ZSM-5為催化劑，兩段固定床反應器，操作壓力為0.1～5.0Mpa，操作溫度為300-460℃，原料液體空速為0.1～6.0h-1條件下甲醇催化轉化為以芳烴為主的產物，操作條件容易達到。其中，第二段反應器主要作用為第一段反應器產生的非芳烴及低碳烴再次的芳構化，油相產率大于40％，其中芳烴含量大于80％，具有總芳烴選擇性高，工藝操作靈活的優點。同時，可以通過副產物的再次利用提高目標產物芳烴的收率和選擇性，并副產氫氣，并且裝置實現了連續化生產。
盡管已用具體實施例來說明和描述了本發明，然而應意識到，在不背離本發明的精神和范圍的情況下可以作出許多其它的更改和修改。因此，這意味著在所附權利要求中包括屬于本發明范圍內的所有這些變化和修改。