本发明涉及含氧化合物制芳烃反应产物的急冷方法。
技术背景
轻质芳烃，即苯、甲苯、二甲苯，是重要的基础化工原料，市场需求量巨大。轻质芳烃通常通过石油路线经催化重整获得，但由于石油资源有限的供应量及较高的价格，由石油资源生产轻质芳烃的成本不断增加。近年来，我国开始大力发展以煤为原料替代石油制取基础化工原料的技术，开发了甲醇制烯烃、甲醇制丙烯和甲醇制芳烃技术。其中，甲醇制烯烃和甲醇制丙烯技术已经实现工业化，甲醇制芳烃技术目前处于工业示范阶段。2013年采用清华大学流化床甲醇制芳烃(fmta)技术的万吨级中试装置在陕西榆林开车成功，标志着甲醇制芳烃技术取得了重大突破。
cn101823929a专利公开了清华大学流化床甲醇制芳烃技术。原料甲醇或二甲醚在芳构化反应器中进行反应，反应温度为400～550℃，反应压力为0.05～1mpa；反应产物在气液液三相分离器中分离后进入后续分离单元，最终分离出氢气、甲烷、混合碳八芳烃和碳九以上芳烃。由于芳构化反应在流化床中进行，因此反应产物中含有催化剂细粉。cn101244969专利公开了一种连续芳构化与催化剂再生的装置，在流化床芳构化反应器上部设置气固分离系统，用于脱除反应产物中夹带的催化剂。但是气固分离系统无法完全脱水催化剂，尤其是对粒径在5微米以下的催化剂细粉脱除效果差。这部分催化剂细粉随着反应产物进入后续分离单元，易导致设备堵塞。
zl03825740.8专利公开了一种含氧化合物制烯烃反应产物中催化剂细粉的处理方法。该方法首先对含氧化合物制烯烃反应产物进行骤冷，骤冷后得到包含催化剂细粉的液相。液相中添加絮凝剂后，在分离装置中分离出催化剂细粉和絮凝剂。絮凝剂为选自聚丙烯酰胺、氯化二烯丙基二甲基铵、表氯醇-胺和双氰胺-甲醛的阳离子聚合物。该方法不适用于含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的脱除。因为含氧化合物制芳烃反应产物中除了含有大量的水，还含有大量的轻质芳烃和碳九以上芳烃。对含氧化合物制芳烃反应产物进行骤冷，则冷凝的液相中含有水和油。而阳离子聚合物絮凝剂不溶于油相，因此无法脱除油相中的催化剂细粉。
cn101384685专利公开了一种从含氧化合物制烯烃反应系统中脱除催化剂细粉的方法。该方法首先使反应产物与水流在骤冷塔中接触以脱除烯烃产物中夹带的催化剂颗粒，然后将从骤冷塔中排出的含催化剂颗粒的水送入甲醇汽提塔，回收水中的甲醇后，将来自甲醇汽提塔底的水流送入细粉分离装置。cn102190544专利公开了一种含氧化合物制烯烃反应产物的急冷方法。方法通过分阶段对催化剂细粉、有机酸、水进行脱除实现冷凝水的回收利用。上述方法同样无法处理含氧化合物制芳烃反应产物的油相中所包含的催化剂细粉。
虽然现有技术可以对含氧化合物制烯烃反应产物中催化剂细粉进行脱除，但是由于含氧化合物制芳烃反应产物中含有大量的芳烃，在冷却时容易与水一起从气相中凝出，导致适用于含氧化合物制烯烃反应系统的现有技术无法应用。本发明有针对性的解决了上述问题。
技术实现要素：
本发明所要解决的技术问题是含氧化合物制芳烃反应产物中存在催化剂细粉导致设备堵塞的问题，提供一种新的从含氧化合物制芳烃反应产物中脱除催化剂细粉的方法。该方法用于含氧化合物制芳烃的生产中，具有催化剂脱除效果好的优点。
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的急冷塔处理后急冷产物或急冷油相中还含有或还较多含有催化剂细粉的问题。
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的急冷塔负荷高的问题。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种含氧化合物制芳烃反应产物的急冷方法，包括以下步骤：1)含氧化合物制芳烃反应产物在第一急冷塔中和第一急冷水接触得到第一急冷产物和污水；2)第一急冷产物在第二急冷塔中和第二急冷水接触得到第二急冷产物和急冷液相；3)急冷液相经油水分离装置得到急冷油相和急冷水相；
其中，所述于含氧化合物为甲醇和/或二甲醚，所述含氧化合物制芳烃反应产物包含苯、甲苯、二甲苯、乙烯、丙烯、水、催化剂细粉。
上述技术方案中，优选的，急冷水相至少分为两部分，第一部分送入第一急冷塔，第二部分送入第二急冷塔。
上述技术方案中，所述含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量不大于5％；优选的，所述含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量不大于3％。
上述技术方案中，所述含氧化合物制芳烃反应产物中所含催化剂细粉的脱除率大于80％；优选的，所述含氧化合物制芳烃反应产物中所含催化剂细粉的脱除率大于90％。所述第一急冷产物的质量流量不小于含氧化合物制芳烃反应产物的质量流量；所述第一急冷产物的温度范围为120～140℃。所述第二急冷塔顶温度小于50℃；所述油水分离装置设置在第二急冷塔内部或外部；所述急冷水相的第二部分经冷却至50℃以下后送入第二急冷塔。
采用本发明的技术方案，把含氧化合物制芳烃反应产物催化剂细粉的脱除和反应产物的急冷分开。在第一急冷塔中，通过喷淋的方式脱除催化剂细粉。通过控制塔顶温度、喷淋水的流量、温度、喷淋密度和气液接触时间来避免水相和油相从气相反应产物中凝出，同时保证催化剂细粉的脱除效率。在第一急冷塔中，第一急冷水部分汽化，降低反应产物的温度，但反应产物的温度仍然控制在露点以上，因此第一急冷产物的质量流量不小于反应产物的质量流量。来自第一急冷塔底含催化剂细粉的污水采用现有固液分离技术，如添加絮凝剂、过滤、沉降等技术，可以有效脱除催化剂细粉。在第二急冷塔中，第一急冷产物和急冷水接触，使水和重质烃类从气相中凝出，在第二急冷塔底部或单独的油水分离装置中分离为急冷水相和急冷油相。第二急冷产物温度在50℃以下，优选45℃以下，从第二急冷塔离开。从油水分离装置中分离出的急冷水相分为至少两个部分，第一部分做为第一急冷水的一部分或全部送入第一急冷塔，第二部分经间接换热降温至50℃以下，优选40℃以下，做为第二急冷水的一部分或全部送入第二急冷塔。本发明针对含氧化合物制芳烃反应产物进行急冷降温和催化剂脱除，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1和图2为本发明所述方法的两种流程示意图。
图1和图2中，a为第一急冷塔；b为喷淋装置；c为第一急冷塔冷却器；d为第二急冷塔；e为第二急冷塔填料；f为第二急冷塔冷却器；g为油水分离器；h为水浆处理单元；1为含氧化合物制芳烃反应产物；2为第一急冷水；3为第一急冷产物；4为污水；5为第二急冷水；6为第二急冷产物；7为急冷油相；8为急冷水相；9为急冷水相第一部分；10为急冷水相第二部分；11为第一急冷水补水；12为碱液；13为第二急冷液相。
图1流程简述如下：含氧化合物制芳烃反应产物经第一急冷塔喷淋冷却后，第一急冷产物经塔顶管线进入第二急冷塔，污水从第一急冷塔塔釜排出，经水浆处理单元过滤后，部分经第一急冷塔冷却器冷却后返回第一急冷塔，其余排出系统。第一急冷产物在第二急冷塔中和第二急冷水在第二急冷塔填料表面气液接触冷却后，第二急冷产物从第二急冷塔顶部离开，第二急冷塔塔釜液相经塔内的油水分离隔板分离为急冷油相和急冷水相。急冷油相排出系统，急冷水相分为两股，一股去第二急冷塔冷却器冷却后作为第二急冷水返回塔内，另一股去第一急冷塔冷却器冷却后作为第一急冷水。
图2和图1流程基本相同，不同之处在于第二急冷液相在塔外经油水分离器分离为急冷油相和急冷水相。
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】
含氧化合物制芳烃反应产物1温度为220℃，压力为0.3mpag，流量为12.4吨/小时，质量分数组成为：碳八及碳八以下芳烃18％，碳九及碳九以上烃类5％，碳五及以下烃类17％，水56％，催化剂细粉含量为1.8％，二氧化碳0.3％，有机酸0.02％，其他1.88％。采用图1所示的工艺流程，第一急冷塔a中气速为3米/秒，第一急冷水2的温度为100℃，流量为7.9吨/小时，第一急冷水2和含氧化合物制芳烃反应产1的体积比为0.002。喷淋装置b的喷淋层数为3层，第一急冷水2雾化后的粒径约为2毫米。污水4的流量为7.4吨/小时，其中含催化剂细粉为0.22吨/小时，故含氧化合物制芳烃反应产物中所含催化剂细粉的脱除率为98.5％。第一急冷产物3的温度为128℃，流量为12.9吨/小时，该流量大于含氧化合物制芳烃反应产物1的流量，说明第一急冷水2进入第一急冷塔a后部分气化。第一急冷产物3进入第二急冷塔d的下部，在第二急冷塔填料e表面和第二急冷水5充分接触冷却。第二急冷产物6温度为40℃，流量2.8吨/小时。第一急冷产物3中的水和重质烃类冷凝析出，在第二急冷塔d的底部设置挡板分离为急冷油相7和急冷水相8。第二急冷塔d底部温度为104℃。急冷水相8分为两部分。急冷水相第一部分9的流量为7.68吨/小时。由于急冷水相第一部分9的流量无法满足第一急冷塔a对喷淋量的要求，需提供第一急冷水补水11，流量为0.22吨/小时。第一急冷水补水11来自污水4经过滤器脱除催化剂细粉后的净化水。急冷水相第一部分9和第一急冷水补水11合并后进入第一急冷塔冷却器c中冷却至100℃后做为第一急冷水2送入第一急冷塔a中。第二急冷塔d的急冷水相第二部分10，流量为70吨/小时，经第二急冷塔冷却器f冷却至40℃后进入第二急冷塔d上部。第二急冷塔循环水10注入碱液12，碱液12浓度为10％质量分数，流量为0.28吨/小时。
在本实施例中，污水4中催化剂细粉质量含量为2.97％，有机酸质量含量为0.003％；第二急冷产物6中不含催化剂细粉和有机酸；急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为0.16％，不含有机酸。
【实施例2】
含氧化合物制芳烃反应产物1温度为220℃，压力为0.3mpag，流量为12.4吨/小时，质量分数组成为：碳八及碳八以下芳烃18％，碳九及碳九以上烃类5％，碳五及以下烃类17％，水56％，催化剂细粉1.8％，二氧化碳0.3％，有机酸0.02％，其他1.88％。采用图2所示的工艺流程，第一急冷塔a中气速为2米/秒，第一急冷水2的温度为105℃，流量为7.6吨/小时，第一急冷水2和含氧化合物制芳烃反应产1的体积比为0.0019。喷淋装置b的喷淋层数为5层，第一急冷水2雾化后的粒径约为2毫米。污水4的流量为6.9吨/小时，其中含催化剂细粉为0.221吨/小时，含氧化合物制芳烃反应产物中所含催化剂细粉的脱除率为99％。第一急冷产物3的温度为130℃，流量为13.1吨/小时，该流量大于含氧化合物制芳烃反应产物1的流量，说明第一急冷水2进入第一急冷塔a后部分气化。第一急冷产物3进入第二急冷塔d的下部，在第二急冷塔填料e表面和第二急冷水5充分接触冷却。第二急冷产物6温度为45℃，流量3吨/小时。第一急冷产物3中的水和重质烃类冷凝析出，在第二急冷塔d的底部设置挡板分离为急冷油相7和急冷水相8。第二急冷塔d底部温度为105℃。急冷水相8分为两部分。急冷水相第一部分9的流量为7.6吨/小时，全部做为第一急冷水2送入第一急冷塔a中。第二急冷塔d的急冷水相第二部分10，流量为70吨/小时，经第二急冷塔冷却器f冷却至45℃后进入第二急冷塔d上部。第二急冷塔循环水10注入碱液12，碱液12浓度为10％质量分数，流量为0.3吨/小时。
在本实施例中，污水4中催化剂细粉质量含量为3.2％，第二急冷产物6中不含催化剂细粉和有机酸；急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为0.10％，不含有机酸。
【实施例3】
采用实施例1中的物料和工艺方法，仅改变含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量为4.8％，催化剂细粉的脱除率为93％，第一急冷产物和第二急冷产物的温度同实施例1，第二急冷产物6中不含催化剂细粉，急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为1.7％。
【实施例4】
采用实施例1中的物料和工艺方法，仅改变含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量为2.8％，催化剂细粉的脱除率为95％，第一急冷产物和第二急冷产物的温度同实施例1，第二急冷产物6中不含催化剂细粉，急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为0.81％。
【实施例5】
采用实施例1中的物料和工艺方法，仅改变第二急冷产物6的温度为55℃。第一急冷产物同实施例1。第二急冷产物6中不含催化剂细粉，流量增大至3.1吨/小时(第二急冷塔负荷增加30％)。急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为0.24％，流量为实施例1的86％。
【实施例6】
采用实施例1中的物料和工艺方法，仅改变含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量为7.8％，催化剂细粉的脱除率为93％，第一急冷产物和第二急冷产物的温度同实施例1，第二急冷产物6中含催化剂细粉质量含量0.8％，急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为2.46％。
【实施例7】
采用实施例1中的物料和工艺方法，仅改变含氧化合物制芳烃反应产物中催化剂细粉的质量含量为5.8％，催化剂细粉的脱除率为93.5％，第一急冷产物和第二急冷产物的温度同实施例1，第二急冷产物6中含催化剂细粉质量含量0.5％，急冷油相7中含催化剂细粉质量含量为2.2％。
【对比例1】
含氧化合物制芳烃反应产物的组成和温度同实施例1，采用专利cn102190544的方法，分阶段对催化剂细粉、有机酸、水进行脱除。该方法将反应产物经第一阶段急冷至操作压力饱和温度以下且过冷温度不大于25℃，脱除催化剂细粉和不大于35重量％反应产物所含的水。由于反应产物中油相重质烃类的冷凝温度低于水的冷凝温度，因此油相将同水一起冷凝形成含催化剂细粉和重油的污水。这股污水的粘度将大于不含重油的污水粘度，在过滤催化剂细粉的过程中容易导致过滤器堵塞。
【对比例2】
对于不包含芳烃和重质烃类的反应产物，可以采用专利cn102190544的方法，分阶段对催化剂细粉、有机酸、水进行脱除。该方法将反应产物经第一阶段急冷至操作压力饱和温度以下且过冷温度不大于25℃，脱除催化剂细粉和不大于35重量％反应产物所含的水。含催化剂细粉的污水用过滤器进行净化处理。