一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统及方法

1.本发明涉及石化加工技术领域，尤其涉及一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统及方法。


背景技术：

2.石化产品的加工流程中，轻烃组分芳构化装置、干气制氢装置、甲醇制氢装置均是较为重要的一环，芳烃抽余油、重整拔头油和加氢轻石脑油等轻烃组分(主要为c5-c7饱和烷烃组分）通过芳构化可以生产化工芳烃或者高辛烷值汽油调和组分，实现轻烃组分的高值化利用，提高副产资源的利用效能。
3.油品加氢是油品轻质化和清洁化的首选工艺，需要消耗大量的氢气；甲醇制氢是将甲醇与除盐水混合在催化剂作用发生甲醇水蒸汽转化反应产生氢气和二氧化碳，甲醇制氢技术成熟，成为油品深加工所需氢源的重要补充，但在制氢原料多样化的背景下，如催化重整副产氢气、天然气制氢、煤化工副产氢气和炼厂气制氢，甲醇制氢的经济性和存在的必要性受到一些挑战。
4.甲醇是煤化工、天然气化工大规模合成的有机化学品，通过甲醇制烯烃、甲醇制汽油、甲醇制芳烃，是碳一化工延伸和煤炭清洁利用的主要路线，依托现有炼油装置，进行甲醇与轻烃组分共转化，通过一系列复杂化学反应（裂解、聚合、脱氢、环化、芳构化等）生产高辛烷值的汽油组分或者芳烃化工组分，可拓宽生产芳烃的原料，提升甲醇经济性。
5.在现有的甲醇与轻烃组分共转化技术中，甲醇与轻烃组分协同反应，将甲醇转化释放出的热量传递给轻烃组分转化，实现热量互补，可以降低体系的总热效应，节约能源，但至少存在如下问题：（1）甲醇转化所生成的副产干气直接作为燃料气，降低甲醇与轻烃组分共转化的经济性;（2）甲醇在高温下芳构化，会产生大量的水分，直接作为污水进行处理，增加污水处理负荷。
6.因此，申请人提出一种将甲醇、轻烃组分和干气共转化以及芳构化与制氢联合的生产方案，取消干气制氢的原料净化装置和甲醇制氢装置，既节约能源消耗，又节省设备投资。


技术实现要素：

7.为了克服现有技术中的不足，本发明提出一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统及方法，将甲醇、轻烃组分和干气混合进料，实现共转化和热能耦合，节约能源消耗；同时所产的干气和液化气用于制氢，由于经过芳构化反应器及吸收稳定系统，原料气得到净化，因而可取消甲醇制氢装置和干气制氢预处理装置，所以节约设备投资。
8.本发明提供了一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统， 包括：依次管道连接设置的轻烃进料线、轻烃缓冲罐、轻烃泵、原料预热器管程、原料加热炉、芳构化反应器、原
料预热器壳程、冷却器、三相分液罐、富气压缩机、吸收稳定系统、原料气分液罐、原料气压缩机、原料气预热炉、高温蒸汽转化炉、转化气蒸汽发生器、中温变换反应器、热能回收系统、psa氢提浓系统和高纯氢气出管线；甲醇进料线连通甲醇缓冲罐，所述甲醇缓冲罐底部与甲醇泵入口段管线连通；干气进料线依次连通干气预热器管程和吸附脱硫罐进口，所述甲醇泵出口端、所述吸附脱硫罐出口端和所述轻烃泵出口端通过管道并联进所述原料预热器管程。所述轻烃组分为c5-c7的饱和烃，主要为芳烃抽余油、重整拔头油、加氢轻石脑油，所述干气为c1-c2烃类组分，来自催化裂化、延迟焦化、加氢精制、加氢裂化、催化重整的且经过脱硫精制的炼厂气。
9.在本发明的某些实施方式中，所述三相分液罐底部通过粗汽油泵连通所述吸收稳定系统，所述三相分液罐脱水包连接污水泵。
10.在本发明的某些实施方式中，所述芳构化反应器并列设置大小相同两台，一开一备，互为切换运行。
11.在本发明的某些实施方式中，所述吸收稳定系统连通液化气泵入口端，所述液化气泵出口端和所述原料气压缩机出口端通过管道并联进所述原料气预热炉上部入口。
12.在本发明的某些实施方式中，所述原料气加热炉出口和所述高温蒸汽转化炉进口连通过热蒸汽线。
13.本发明还提供了一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产方法，应用于上述任一项所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，包括如下步骤：步骤a：原料进装置由三路原料组成：一路是轻烃组分，自轻烃进料管线进轻烃缓冲罐，由轻烃泵升压至1.6mpa左右后送出,第二路是甲醇（纯度95%），自甲醇进料线进甲醇缓冲罐，由甲醇泵升压至1.6mpa左右后送出,第三路是干气，自干气进料线进所述干气预热器的管程与低温热源换热，将温度升至90℃左右后进入吸附脱硫塔，所述吸附脱硫塔装填有含氧化锌、三氧化二铝和氧化铁等组成的复合型固体脱硫剂，能将硫脱除至1ppm以下；上述三路汇合成一路进原料预热器的管程与芳构化反应产物换热至200℃左右，再进原料加热炉利用燃料气加热至350-420℃,进所述芳构化反应器；步骤b：来自所述原料加热炉的甲醇、轻烃组分和干气混合原料进入芳构化反应器，在所述芳构化反应器内沿着轴向进行一系列的复杂化学反应，出芳构化反应器的反应产物温度在380℃左右，通过所述原料预热器换热进行热量回收，再经冷却器冷却至40℃以下，进入三相分离罐进行沉降分离；步骤c：所述三相分离罐将冷凝后的反应产物分成不凝气、油相和水相三部分，其中的水相从所述三相分离罐底部脱水包由所述污水泵抽出，进行汽提后用作产生中压蒸汽的补充水，产生的蒸汽用作高温蒸汽转化炉的蒸汽原料，所述油相从所述三相分离罐底部由粗汽油泵抽出并升压至1.6mpa左右，进入所述吸收稳定系统作吸收剂；所述不凝气从所述三相分离罐顶部出来进入富气压缩机升压后送入吸收稳定系统，所述吸收稳定系统借助吸收塔、解吸塔和稳定塔将所述不凝气和所述粗汽油分离成符合产品质量指标的稳定汽油、液化气和干气，所述稳定汽油作为汽油调和组分，所述液化气作为干气制氢原料，也可直接作为产品，所述干气作为干气制氢原料；步骤d：来自吸收稳定系统的干气，在经过原料气分液罐分液后，进入原料气压缩机升压至2.2
–
3.3mpa（g）（来自吸收稳定系统的液化气直接进原料气加热炉加热汽化），升
压后的原料气送至原料气预热炉加热至250
–
330℃，然后进入高温蒸汽转化炉对流段；步骤e：原料气在进入高温蒸汽转化炉之前，按水碳比（3.0-3.9）与中压过热蒸汽混合，送入高温蒸汽转化炉对流段预热至500℃，由上集合管进入高温蒸汽转化炉辐射段，高温蒸汽转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的混合物，高温蒸汽转化炉炉管出口残余甲烷含量在6%(干基)以下；步骤f：出高温蒸汽转化炉的820℃高温转化气，经转化气蒸汽发生器产生中压蒸汽后，温度降至360℃，进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中co含量降至3%(干基)以下；步骤g：变换后411℃的中变气进入热能回收系统，所述热能回收系统依次经锅炉给水第二预热器预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器预热锅炉给水、除盐水预热器预热除盐水，回收大部分的余热后，再经中变气空冷器、中变气水冷却器冷却到40℃以下；中变气在冷却过程中依次经过中变气第一分水罐、中变气第二分水罐、中变气第三分水罐和中变气第四分水罐分水后进入所述psa氢提纯系统;步骤h：来自所述中温变换反应器的中变气压力为1.8
–
2.4mpa(g)、温度为30-40℃，进入所述psa氢提纯系统后，从底部进入正处于吸附工况的提氢塔，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢组分以外的所有杂质，从而制得浓度大于99.99%(v)的产品氢气，经压力调节系统稳压后作油品加氢的氢源，多余部分并入氢气管网。
14.与现有技术相比，本发明有以下优点：（1）甲醇、轻烃组分和干气混合进料，在芳构化反应器共转化，甲醇转化为强放热反应，轻烃组分转化主要体现为吸热反应，共转化能实现热量互补，节约能源消耗；（2）在甲醇与轻烃组分共转化过程中，甲醇既是芳构化制芳烃或汽油组分的直接原料，其副产的干气和液化气是制氢的原料气，甲醇又间接地成为制氢原料，因此，可以取消甲醇制氢装置，节省设备投资；（3）芳构化分子筛催化剂可全部转化原料中的不饱和烯烃成分，同时原料中的其它杂质也可以全部转移到催化剂上去，起到去除烯烃和杂质净化原料的作用，因此可取消干气制氢的原料气净化部分（如等温饱和反应器、加氢反应器和脱硫反应器），节省干气制氢设备投资；（4）干气主要为来自催化裂化、延迟焦化的裂解气，一般含有15-20%（体积）烯烃，直接作为干气制氢原料，在制氢时首先要加氢饱和去除烯烃，通过芳构化将其烯烃全部转化为高价值汽油组分或芳烃组分，具有双重功效；因此，通过对现有生产流程工序进行改进和耦合，实现一套生产工艺即可达到多种产品的生产，增加了生产效益。
附图说明
15.为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
16.图1为本发明所述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统的原理结构图。
17.符号说明：1 、轻烃进料线；2、轻烃缓冲罐；3、轻烃泵；4、原料预热器；5、原料加热炉；6、芳构化反应器；7、甲醇进料线；8、甲醇缓冲罐；9、甲醇泵；10、干气进料线；11、干气预热器；12、吸附脱硫罐；13、冷却器；14、三相分液罐；15、污水泵；16、粗汽油泵；17、富气压缩机；18、吸收稳定系统；19、稳定汽油；20、液化气；21、原料气分液罐；22、原料气压缩机；23、原料气预热炉；24、过热蒸汽线；25、高温蒸汽转化炉；26、转化气蒸汽发生器；27、中温变换反应器；28、热能回收系统；29、psa氢提浓系统；30、高纯氢气出管线。
具体实施方式
18.为了使本技术领域的人员更好地理解本发明方案，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，以下给出了本发明的较佳实施例。本发明可以以许多不同的形式来实现，并不限于本文所描述的实施例，相反地，提供这些实施例的目的是使对本发明的公开内容的理解更加透彻全面。
19.除非另有定义，本文所使用的所有的技术和科学术语与属于本发明的技术领域的技术人员通常理解的含义相同。本文中在本发明的说明书中所使用的术语只是为了描述具体的实施例的目的，不是旨在于限制本发明。在说明书中的各个位置出现该短语并不一定均是指相同的实施例，也不是与其它实施例互斥的独立的或备选的实施例。本领域技术人员显式地和隐式地理解的是，本文所描述的实施例可以与其它实施例相结合。
20.参阅图1所示，所述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统， 包括：依次管道连接设置的轻烃进料线1、轻烃缓冲罐2、轻烃泵3、原料预热器4管程、原料加热炉5、芳构化反应器6、原料预热器4壳程、冷却器13、三相分液罐14、富气压缩机17、吸收稳定系统18、原料气分液罐21、原料气压缩机22、原料气预热炉23、高温蒸汽转化炉25、转化气蒸汽发生器26、中温变换反应器27、热能回收系统28、psa氢提浓系统29和高纯氢气出管线30；甲醇进料线7连通甲醇缓冲罐8，所述甲醇缓冲罐8底部与甲醇泵9入口段管线连通；干气进料线10依次连通干气预热器11管程和吸附脱硫罐12进口，所述甲醇泵8出口端、所述吸附脱硫罐12出口端和所述轻烃泵3出口端通过管道并联进所述原料预热器4管程。
21.在本发明的某些实施方式中，所述三相分液罐14底部通过粗汽油泵连通所述吸收稳定系统，所述三相分液罐14脱水包连接污水泵15。
22.在本发明的某些实施方式中，所述芳构化反应器6并列设置大小相同两台，一开一备，互为切换运行。
23.在本发明的某些实施方式中，所述吸收稳定系统18连通液化气泵19入口端，所述液化气泵19出口端和所述原料气压缩机22出口端通过管道并联进所述原料气预热炉23上部入口。
24.在本发明的某些实施方式中，所述原料气加热炉23出口和所述高温蒸汽转化炉25进口连通过热蒸汽线24。
25.本发明实施例所述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统将甲醇、轻烃组分和干气混合，在芳构化反应器中共转化，甲醇转化为强放热反应，轻烃组分转化体现为吸热反应，共转化能实现热量互补，节约能源消耗；在甲醇与轻烃组分共转化过程中，甲醇既是芳
构化制芳烃或汽油组分的直接原料，其副产的干气和液化气是制氢的原料气，甲醇又间接地成为制氢原料，因此，可以取消甲醇制氢装置，节省设备投资；芳构化分子筛催化剂可全部转化原料中的不饱和烯烃成分，同时催化剂具有吸附性能，能将原料中的其它杂质全部转移到催化剂上去，起到去除烯烃和杂质净化原料的作用，因此可取消干气制氢的原料气净化部分（如等温饱和反应器、加氢反应器和脱硫反应器），节省干气制氢设备投资；干气主要为来自催化裂化、延迟焦化的裂解气，一般含有15-20%（体积）烯烃，直接作为干气制氢原料，在制氢时首先要加氢饱和去除烯烃，通过芳构化将其烯烃全部转化为高价值汽油组分或芳烃组分，具有双重功效；因此，通过对现有生产流程工序进行改进和耦合，实现一套生产工艺即可达到多种产品的生产，增加了生产效益。
26.在上述实施例的基础上，本发明还提供了一种应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统的生产方法，包括如下步骤：步骤a：原料进装置由三路原料组成：一路是轻烃组分，自轻烃进料管线1进轻烃缓冲罐2，以保证量的稳定及沉降脱除少量水及其它杂质，由轻烃泵3升压至1.6mpa左右后送出,第二路是甲醇（纯度95%），自甲醇进料线7进甲醇缓冲罐8，由甲醇泵9升压至1.6mpa左右后送出,第三路是干气，自干气进料线10进干气预热器11的管程与低温热源换热，将温度升至90℃左右后进入吸附脱硫塔12，所述吸附脱硫塔12装填有含氧化锌、三氧化二铝和氧化铁等组成的复合型固体脱硫剂，能将硫脱至1ppm以下；上述三路汇合成一路进原料预热器4的管程与芳构化反应产物换热至200℃左右，再进原料加热炉5利用燃料气加热至350-420℃,进所述芳构化反应器6；步骤b：来自所述原料加热炉5的甲醇、轻烃组分和干气混合原料，进入芳构化反应器6，在所述芳构化反应器6内沿着轴向进行一系列的复杂化学反应，出芳构化反应器6的反应产物温度在380℃左右，通过所述原料预热器4换热进行热量回收，再经冷却器冷却至40℃以下，进入三相分离罐14进行沉降分离；步骤c：所述三相分离罐14将冷凝后的反应产物分成不凝气、油相和水相三部分，其中的水相从所述三相分离罐14底部脱水包由所述污水泵15抽出，进行汽提后用作产生中压蒸汽的补充水，产生的蒸汽用作高温蒸汽转化炉25的蒸汽原料，所述油相从所述三相分离罐14底部由粗汽油泵16抽出并升压至1.6mpa左右，进入所述吸收稳定系统18作吸收剂；所述不凝气从所述三相分离罐14顶部出来进入富气压缩机17升压后送入吸收稳定系统18，所述吸收稳定系统18通过吸收塔用粗汽油将液化气组分（c3、c4组分）吸收下来，进入解吸塔，由解吸塔将吸收的干气（c1、c2组分）解吸出来，进入吸收塔，从解吸塔底出来的液相通过稳定塔将汽油组分和液化气组分分离开来，得到符合产品质量指标的汽油组分和液化气组分，液化气作为制氢原料，也可直接作为产品出售，从吸收塔顶出来的干气直接作为干气制氢原料；步骤d：来自吸收稳定系统18的干气，在经过原料气分液罐21分液后，再经过滤器除去气体中的杂质，进入原料气压缩机22升压至2.2
–
3.3mpa（g）（来自吸收稳定系统18的液化气直接进原料气加热炉23加热汽化），升压后的原料气送至原料气预热炉23加热至250
–
330℃，然后进入高温蒸汽转化炉25对流段；步骤e：原料气在进入高温蒸汽转化炉25之前，按水碳比3.9与3.5mpa（g）中压过热蒸汽混合，再经高温蒸汽转化炉25对流段预热至500℃，由上集合管进入高温蒸汽转化炉25
辐射段。高温蒸汽转化炉25管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的平衡混合物，整个反应过程表现为强吸热性质，反应所需的热量由设在高温蒸汽转化炉25顶部的气体燃料烧嘴提供，其主要燃料是自产变压吸附尾气，不足部分补充工厂燃料气。高温蒸汽转化炉25炉管出口残余甲烷含量在6%(干基)以下；主要反应有:c
nhm
+nh2o=nco+(n+m/2)h2co+3h2=ch4+h2o
–
206kj/molco+h2o=co2+h2–
41kj/mol步骤f：出高温蒸汽转化炉25的820℃高温转化气经转化气蒸汽发生器26产生中压蒸汽后，温度降至360℃，进入中温变换反应器27，在催化剂的作用下发生变换反应：co+h2o=co2+h2，将变换气中co含量降至3%(v干基)以下；步骤g：变换后411℃的中变气进入热能回收系统28，所述热能回收系统28依次经锅炉给水第二预热器预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器预热锅炉给水、除盐水预热器预热除盐水，回收大部分的余热后，再经中变气空冷器、中变气水冷却器冷却到40℃以下；中变气在冷却过程中依次经过中变气第一分水罐、中变气第二分水罐、中变气第三分水罐和中变气第四分水罐分水后进入所述psa氢提纯系统29；步骤h：来自所述中温变换反应器27的中变气压力为1.8
–
2.4mpa(g)、温度为30
–
40℃；中变气进入所述psa氢提纯系统29后，从底部进入正处于吸附工况的提氢塔，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢组分以外的所有杂质，从而制得浓度大于99.99%(v)的产品氢气；产品氢气经压力调节系统稳压后大部分送至油品加氢装置作氢源，少部分作为硫磺回收装置、聚丙烯装置，多余部分并入氢气管网。产品氢气出界区压力约为2.2mpa(g)，温度为30
–
40℃，从提氢塔再生阶段释放出来的脱附气经过缓冲罐稳定压力（约0.03mpag）后，送至高温蒸汽转化炉25作低压燃料气。
27.上述实施例所述的应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统可执行本发明实施例所提供的应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产方法，所述应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产方法具备上述实施例所述应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统相应的功能部件以及有益效果，具体请参阅上述应用于上述甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统的实施例，本发明实施例在此不再赘述。
28.本说明书中未作详细描述的内容属于本领域专业技术人员公知的现有技术。以上仅为本发明的实施例，但并不限制本发明的专利范围，尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来而言，其依然可以对前述各具体实施方式所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等效替换。凡是利用本发明说明书内容所做的等效替换，直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理在本发明专利保护范围之内。

技术特征：
1.一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于，包括依次管道连接设置的轻烃进料线、轻烃缓冲罐、轻烃泵、原料预热器管程、原料加热炉、芳构化反应器、原料预热器壳程、冷却器、三相分液罐、富气压缩机、吸收稳定系统、原料气分液罐、原料气压缩机、原料气预热炉、高温蒸汽转化炉、转化气蒸汽发生器、中温变换反应器、热能回收系统、psa氢提浓系统和高纯氢气出管线；甲醇进料线连通甲醇缓冲罐，所述甲醇缓冲罐底部与甲醇泵入口段管线连通；干气进料线依次连通干气预热器管程和吸附脱硫罐进口，所述甲醇泵出口端、所述吸附脱硫罐出口端和所述轻烃泵出口端通过管道并联进所述原料预热器管程;所述轻烃组分为c5-c7的饱和烃，主要为芳烃抽余油、重整拔头油、加氢轻石脑油，所述干气为c1-c2烃类组分，来自催化裂化、延迟焦化、加氢精制、加氢裂化、催化重整的且经过脱硫精制的炼厂气。2.根据权利要求1所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于：所述三相分液罐底部通过粗汽油泵连通所述吸收稳定系统，所述三相分液罐脱水包连接污水泵。3.根据权利要求1所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于：所述芳构化反应器并列设置大小相同两台，一开一备，互为切换运行。4.根据权利要求1所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于：所述吸收稳定系统连通液化气泵入口端，所述液化气泵出口端和所述原料气压缩机出口端通过管道并联进所述原料气预热炉上部入口。5.根据权利要求1所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于：所述原料气加热炉出口和所述高温蒸汽转化炉进口连通过热蒸汽线。6.一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产方法，应用于上述权利要求1-5任一项所述的甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统，其特征在于，包括如下步骤：步骤a：原料进装置由三路原料组成：一路是轻烃组分，自轻烃进料管线进轻烃缓冲罐，由轻烃泵升压至1.6mpa左右后送出,第二路是甲醇（纯度95%），自甲醇进料线进甲醇缓冲罐，由甲醇泵升压至1.6mpa左右后送出,第三路是干气，自干气进料线进所述干气预热器的管程与低温热源换热，将温度升至90℃左右后进入吸附脱硫塔，所述吸附脱硫塔装填有含氧化锌、三氧化二铝和氧化铁等组成的复合型固体脱硫剂，能将硫脱除至1ppm以下；上述三路汇合成一路进原料预热器的管程与芳构化反应产物换热至200℃左右，再进原料加热炉利用燃料气加热至350-420℃,进所述芳构化反应器；步骤b：来自所述原料加热炉的甲醇、轻烃组分和干气混合原料进入芳构化反应器，在所述芳构化反应器内沿着轴向进行一系列的复杂化学反应，出芳构化反应器的反应产物温度在380℃左右，通过所述原料预热器换热进行热量回收，再经冷却器冷却至40℃以下，进入三相分离罐进行沉降分离；步骤c：所述三相分离罐将冷凝后的反应产物分成不凝气、油相和水相三部分，其中的水相从所述三相分离罐底部脱水包由所述污水泵抽出，进行汽提后用作产生中压蒸汽的补充水，产生的蒸汽用作高温蒸汽转化炉的蒸汽原料，所述油相从所述三相分离罐底部由粗汽油泵抽出并升压至1.6mpa左右，进入所述吸收稳定系统作吸收剂；所述不凝气从所述三相分离罐顶部出来进入富气压缩机升压后送入吸收稳定系统，所述吸收稳定系统借助吸收塔、解吸塔和稳定塔将所述不凝气和所述粗汽油分离成符合产品质量指标的稳定汽油、液化气和干气，所述稳定汽油作为汽油调和组分，所述液化气作为干气制氢原料，也可直接作
为产品，所述干气作为干气制氢原料；步骤d：来自吸收稳定系统的干气，在经过原料气分液罐分液后，进入原料气压缩机升压至2.2
–
3.3mpa（g）（来自吸收稳定系统的液化气直接进原料气加热炉加热汽化），升压后的原料气送至原料气预热炉加热至250
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330℃，然后进入高温蒸汽转化炉对流段；步骤e：原料气在进入高温蒸汽转化炉之前，按水碳比（3.0-3.9）与中压过热蒸汽混合，送入高温蒸汽转化炉对流段预热至500℃，由上集合管进入高温蒸汽转化炉辐射段，高温蒸汽转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应，从而生产出氢气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳和水的混合物，高温蒸汽转化炉炉管出口残余甲烷含量在6%(干基)以下；步骤f：出高温蒸汽转化炉的820℃高温转化气，经转化气蒸汽发生器产生中压蒸汽后，温度降至360℃，进入中温变换反应器，在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中co含量降至3%(干基)以下；步骤g：变换后411℃的中变气进入热能回收系统，所述热能回收系统依次经锅炉给水第二预热器预热锅炉给水、锅炉给水第一预热器预热锅炉给水、除盐水预热器预热除盐水，回收大部分的余热后，再经中变气空冷器、中变气水冷却器冷却到40℃以下；中变气在冷却过程中依次经过中变气第一分水罐、中变气第二分水罐、中变气第三分水罐和中变气第四分水罐分水后进入所述psa氢提纯系统;步骤h：来自所述中温变换反应器的中变气压力为1.8
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2.4mpa(g)、温度为30-40℃，进入所述psa氢提纯系统后，从底部进入正处于吸附工况的提氢塔，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢组分以外的所有杂质，从而制得浓度大于99.99%(v)的产品氢气，经压力调节系统稳压后作油品加氢的氢源，多余部分并入氢气管网。

技术总结
本发明公开了一种甲醇和轻烃联合芳构化与制氢生产系统及方法，涉及石化技术领域，该生产系统包括：依次管道连接设置的轻烃进料线、轻烃缓冲罐、轻烃泵、原料预热器管程、原料加热炉、芳构化反应器、原料预热器壳程、冷却器、三相分液罐、富气压缩机、吸收稳定系统、原料气分液罐、原料气压缩机、原料气预热炉、高温蒸汽转化炉、转化气蒸汽发生器、中温变换反应器、热能回收系统、PSA氢提浓系统和高纯氢气出管线；本发明将甲醇和轻烃联合芳构化与制氢，将甲醇、轻烃组分和干气共转化，实现热能耦合，节约能源消耗，所产的干气和液化气制氢，经过芳构化反应实现原料气净化，可取消甲醇制氢装置和干气制氢干气预处理，节约设备投资。节约设备投资。节约设备投资。


技术研发人员：胡廷平 祁萌 张科文
受保护的技术使用者：武汉轻工大学
技术研发日：2022.03.13
技术公布日：2022/5/25