可以及 时将系统中的氢气采出，有效地减少了系统中的氢气聚集。
【附图说明】
[0039]图1是本发明的第一个实施例的流程简图；
[0040] 图2为本发明的第二个实施例的流程简图；
[0041] 图3为本发明的第三个实施例的流程简图；
[0042] 图4为本发明的第四个实施例的流程简图。
【具体实施方式】
[0043] 本发明提供了一种联产液化气的移动床甲醇芳构化方法，以下通过几个具体实施 例详细说明该方法在生产中的运用。
[0044] 实施例一（参见图1):含第1、第2两个反应器，分离步骤采用脱戊烷塔和脱液化 气塔分馏。
[0045] 新鲜甲醇进料经界区外泵送，升压至1. 76MPaG，温度25°C。新鲜甲醇进料1经与 反应产物换热升温后首先进入第2反应器（相当于最末端反应器），与来自第1反应器（相 当于最始端反应器）经过预钝化的催化剂进行径向移动床接触反应，液时空速为5.otr1， 生成中间产品（即第2反应器的反应产物），压力1.74或1.75MPaG，温度350°C，也可以是 320°C。第2反应器产物离开后进入第1反应器，与来自再生器的高活性催化剂进行径向移 动床接触反应，液时空速为5.OtT1，生成反应产物，压力1. 72或1. 73MPaG，温度400°C，也可 以是370°C。反应产物由第1反应器引出后分为2股--反应产物1、反应产物2,流量比为 0. 6。反应产物1与反应甲醇进料1在第1换热单元中进行换热，甲醇进料1被加热至250 或270°C。反应产物2分为反应产物3、反应产物4,流量比为0. 62,分别与来自循环气压缩 机的循环气在第2换热单元、第3换热单元中进行换热。经过换热后的反应产物1、反应产 物3、反应产物4汇合，经干式空冷及水冷的方式冷却至40°C，进入三相分离罐进行气、油、 水的三相分离。
[0046] 催化剂离开第2反应器后，提升至再生器顶部，下落至再生器中进行再生，再生温 度500°C，再生压力1.86或1.9MPaG。该再生器为常规再生器。经再生器再生后的高活性 催化剂提升至第1反应器顶部，与来自第2反应器的反应产物中间产品进行移动床径向接 触反应，再进入第2反应器，与第2反应器进料进行移动床径向接触反应。
[0047] 经三相分离罐进行气、油、水的三相分离后的气相组分分为两股：气相1、气相2， 流量比为18.0。气相1进入循环气压缩机，增压至1.83MPaG。离开循环气压缩机的循环气 分为3股一一循环气1、循环气2、循环3,流量比为0. 8:1: 1。循环气1与反应产物3在第 2换热单元中进行换热，循环气被加热至320°C。循环气2与反应产物4在第3换热单元中 进行换热，循环气被加热至250°C。循环气1与升温后的甲醇进料1混合，共同作为第2反 应器的反应进料；循环气2与第2反应器出口的中间产品物流混合，共同作为第1反应器的 反应进料。
[0048] 经三相分离罐进行气、油、水的三相分离后的油相组分进入脱戊烷塔。脱戊烷塔 操作参数为如下：塔顶压力：1. 75MPaG;塔釜压力：1. 8MPaG。经脱戊烷塔分馏，C5以下组分 (即C1~C5)由塔顶排出，C6~C10芳烃混合产品由塔底排出进入产品储罐。脱戊烷塔塔 顶气相经干式空冷、水冷的组合方式冷却，温度降至120°C，进入脱戊烷塔顶回流罐。C1~ C4气相组分由罐顶排出，C5液相经脱戊烷塔顶回流泵增压，一部分回流返回脱戊烷塔塔 顶；另一部分C5液相产品经第5换热单元升温至150°C，返回第1反应器进料，即与第2反 应器产物中间产品混合作为反应进料参与反应，第5换热单元热源为外供1. 2MPaG蒸汽。
[0049] 循环气3进入脱液化气塔。脱液化气塔操作参数为如下：塔顶压力：1. 6MPaG;塔釜 压力：1. 65MPaG。经脱液化气塔分馏，循环气3中C4以下组分由塔顶排出，C5液相产品由 塔底排出，与脱戊烷塔送出的将返回第1反应器的C5相混合，返回第1反应器进料。脱液 化气塔塔顶气相经湿式空冷方式冷却，温度降至38°C，进入脱液化气塔顶回流罐。C1~C2 气相组分由罐顶排出，C3~C4液相经脱液化气塔顶回流泵增压，一部分回流返回脱液化气 塔塔顶；另一部分C3~C4液相产品作为液化气产品采出。
[0050] 脱戊烷塔塔顶排出的C1~C4气相组分与脱液化气塔塔顶排出的C1~C2气相组 分及三相分离罐分离的气相2汇合后，进入吸收塔底部。吸收塔采用常温甲醇洗操作方式， 一股新鲜甲醇进料2(25°C)由塔顶进入吸收塔，自上而下进行喷淋。吸收塔顶部甲醇喷淋 流量与底部气相上升流量比为5。该吸收塔的温度为常温，操作压力1.3或1.4MPaG。吸收 塔顶不凝气（C1、C2组分）由塔顶排出；塔底液相与反应器前新鲜甲醇进料1混合，作为反 应进料参与反应。吸收塔顶排出的不凝气进入后续甲醇水洗装置，用以回收甲醇。得到的 甲醇废水经处理后返回煤气化单元。
[0051] 实施例二（参见图2):含第1、第2两个反应器，分离步骤采用脱戊烷塔和脱液化 气塔分馏，循环气3进入脱液化气塔前先经氨冷换热和泵增压，甲醇原料分2股分别进入两 个反应器。
[0052] 新鲜甲醇进料1经界区外泵送，升压至0.3MPaG，温度25°C，新鲜甲醇进料1经与 反应产物换热升温后分为2股：原料1与原料2,分别作为第1反应器（相当于最始端反应 器）、第2反应器（相当于最末端反应器）进料，流量比为1:9。原料2进入第2反应器，与 来自第1反应器经过预钝化的催化剂进行径向移动床接触反应，液时空速为1.OtT1，生成中 间产品（即第2反应器的反应产物），压力0. 25MPaG，温度520°C。第2反应器产物中间产 品离开后与原料1混合进入第1反应器，与来自再生器的高活性催化剂进行径向移动床接 触反应，液时空速为1.Otr1，生成反应产物，压力0. 2MPaG，温度550°C。反应产物由第1反 应器引出后分为2股--反应产物1、反应产物2,流量比为：0. 65。反应产物1与反应甲醇 进料1在第1换热单元中进行换热，甲醇进料1被加热至480°C。反应产物2分为反应产物 3、反应产物4,流量比为1. 05,分别与来自循环气压缩机的循环气在第2换热单元、第3换 热单元中进行换热。经过换热后的反应产物1、反应产物3、反应产物4汇合，经干式空冷和 /或水冷的方式冷却至50°C，进入三相分离罐进行气、油、水的三相分离。
[0053] 催化剂离开第2反应器后，提升至再生器顶部，下落至再生器中进行再生，再生温 度650°C，再生压力0.2或0.25MPaG。该再生器为常规再生器。经再生器再生后的高活性 催化剂提升至第1反应器顶部，与来自第2反应器的反应产物（即中间产品）进行移动床 径向接触反应，再进入第2反应器，与第2反应器进料进行移动床径向接触反应。
[0054] 经三相分离罐进行气、油、水的三相分离后的气相组分分为两股：气相1、气相2， 流量比为15.0。气相1进入循环气压缩机，增压至0.32MPaG。离开循环气压缩机的循环气 分为3股一一循环气1、循环气2、循环3,流量比为1:0. 9:1. 1。循环气1与反应产物3在 第2换热单元中进行换热，循环气1被加热至480°C。循环气2与反应产物4在第3换热 单元中进行换热，循环气2被加热至480°C。循环气1与升温后的原料2混合，共同作为第 2反应器的反应进料；循环气2与第2反应器出口的中间产品及原料1混合，共同作为第1 反应器的反应进料。
[0055] 经三相分离罐进行气、油、水的三相分离后的油相组分进入脱戊烷塔。脱戊烷塔操 作参数为如下：塔顶压力：〇? 3MPaG;塔釜压力：0? 35MPaG。经脱戊烷塔分馏，C5以下组分由 塔顶排出，C6~C10芳烃混合产品由塔底排出进入产品储罐。脱戊烷塔塔顶气相经干式空 冷、水冷的组合方式冷却，温度降至45°C，进入脱戊烷塔顶回流罐。C1~C4气相组分由罐 顶排出，C5液相经脱戊烷塔顶回流泵增压，一部分回流返回脱戊烷塔塔顶；另一部分C5液 相产品经第5换热单元升温至150-250°C，例如250°C，返回第1反应器进料，即与第2反应 器中间产品及原料1混合作为反应进料参与反应，第5换热单元热源为外供1. 2MPaG蒸汽。
[0056] 循环气3进入氨冷换热单元，温度降至-13~30°C，例如7°C。氨冷换热单元包含 气液分离装置，循环气3经气液分离后冷凝为两相：液相循环气3和气相3。液相循环气3 经过泵增压至0. 5~1. 8MPaG，例如1. 3MPaG，再进入脱液化气塔。脱液化气塔操作参数为如 下：塔顶压力：1. 25MPaG;塔釜压力：1. 30MPaG。经脱液化气塔分馏，液相循环气3中C4以 下组分由塔顶排出，C5液相产品由塔底排出，与脱戊烷塔送出的将返回第1反应器的C5液 相混合，返回第1反应器进料，即与第2反应器中间产品及原料1混合作为反应进料参与反 应。脱液化气塔塔顶气相经湿式空冷方式冷却，温度降至35°C，进入脱液化气塔顶回流罐。