本發(fā)明屬于煤化工或天然氣化工領(lǐng)域，具體涉及一種甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物的分離方法，提高丙烯的回收率，降低能耗，簡化流程。

背景技術(shù)：

石油資源的緊缺將制約我國石油化工工業(yè)的發(fā)展，甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴技術(shù)，開辟了由煤或天然氣生產(chǎn)基本有機(jī)化工原料的新工藝路線，實(shí)現(xiàn)了煤化工或天然氣化工向石油化工延伸發(fā)展的有效途徑。

進(jìn)十年來，專利商對甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴的分離技術(shù)開發(fā)，主要集中在甲醇轉(zhuǎn)化制烯烴(MTO)反應(yīng)產(chǎn)物精制、壓縮、分離等過程生產(chǎn)聚合級乙烯和丙烯產(chǎn)品，MTO反應(yīng)產(chǎn)物與甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯(MTP)反應(yīng)產(chǎn)物分布有相似之處，但具有特殊性，不能直接將MTO反應(yīng)產(chǎn)物分離流程用于MTP反應(yīng)產(chǎn)物分離。目前，MTP反應(yīng)產(chǎn)物的分離流程主要有：Lurgi公司開發(fā)的MTP分離流程、CN1203033C、CN101381270B、CN102304009B等。

Lurgi公司MTP分離流程，反應(yīng)器出口物流經(jīng)冷卻、急冷后，粗丙烯氣經(jīng)壓縮后，經(jīng)前脫乙烷，脫丙烷、脫丁烷、脫己烷和丙烯回收、乙烯回收，分離出聚合級丙烯、聚合級乙烯、燃料氣、液化氣、C4-C6烴類、汽油等，該方法采用深冷分離工藝，逐級分離混合物中各組分，分離流程長、能耗高。DME(二甲醚)脫除流程采用吸收法工藝，吸收DME的同時，也吸收丙烯，增加損失，需增加液液萃取單元，易造成乙烯丙烯產(chǎn)品中的甲醇含量不合格，將水分引入低溫系統(tǒng)。

CN1203033C公開了一種用甲醇制備丙烯的方法，該方法提出了反應(yīng)產(chǎn)物分離流程雛形方案，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)預(yù)處理(包括急冷等)，在分離器將氣體、液相烴和水分離，經(jīng)前脫乙烷塔、脫丙塔、丙烯回收，部分烴返回反應(yīng)器入口，增加丙烯收率。該方法公開不夠充分。

CN101381270B公開了一種MTO/MTP反應(yīng)混合物的分離方法，該方法包括以下步驟：(1)將反應(yīng)器出口氣體經(jīng)過預(yù)處理后的烴凝液送入脫丙烷預(yù)分餾塔，該脫丙烷預(yù)分餾塔的塔頂產(chǎn)物包括輕質(zhì)氣體、碳二、碳三以及碳三以上餾分，塔釜產(chǎn)物為碳四及碳四以上餾分；(2)脫丙烷預(yù)分餾塔塔釜產(chǎn)品碳四及碳四以上餾分經(jīng)處理返回反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)或直接送往脫丁烷塔進(jìn)行碳四碳五餾分的切割， 塔頂產(chǎn)物繼續(xù)壓縮并脫除雜質(zhì)后進(jìn)入脫丙烷塔進(jìn)行碳三碳四的切割；(3)脫丙烷塔塔釜為碳四及碳四以上餾分，經(jīng)處理返回反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)或直接送往脫丁烷塔進(jìn)行碳四碳五餾分的切割。該方法主要公開了為反應(yīng)出口氣體經(jīng)過預(yù)處理后的烴凝液增設(shè)脫丙烷預(yù)分餾塔，提高乙烯、丙烯等產(chǎn)品的回收率，脫丙烷預(yù)分餾塔釜產(chǎn)品碳四及碳四以上餾分經(jīng)處理返回反應(yīng)器繼續(xù)反應(yīng)，該物流中含碳六以上烴類，對反應(yīng)有不利的影響。

CN102304009B公開了一種MTP反應(yīng)混合氣分離方法及系統(tǒng)，將預(yù)急冷塔和急冷塔塔釜的急冷水分別加以處理；壓縮II段得到的氣烴經(jīng)水洗和堿洗后進(jìn)入壓縮III段，壓縮三段得到的氣烴和不含碳六以上重?zé)N的液烴分別經(jīng)氣烴干燥、液烴聚凝和干燥后送至脫丙烷塔；在壓縮段間設(shè)有凝液汽提塔分離壓縮段間凝液，輕烴組分返回壓縮II段出口，重?zé)N組分送至脫丁烷塔精制處理；脫丙烷塔設(shè)在壓縮III段和壓縮IV段之間，且采用常規(guī)精餾；脫甲烷塔塔頂設(shè)微分冷凝器，回收自身冷量并減少乙烯損失率。該方法引入了預(yù)急冷流程，與Lurgi公司MTP分離流程比較，分離流程更長、能耗更高。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

為了解決目前MTP反應(yīng)產(chǎn)物分離流程復(fù)雜、能耗高、丙烯回收率受影響等問題，本發(fā)明提供了一種甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物的分離方法。

本發(fā)明提供的甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物的分離方法主要包括下述步驟：

1)MTP反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)預(yù)處理后，進(jìn)入反應(yīng)產(chǎn)物分離器，在反應(yīng)產(chǎn)物分離器內(nèi)分離為氣相產(chǎn)物、液相產(chǎn)物和工藝水；氣相產(chǎn)物經(jīng)一段壓縮冷卻后進(jìn)行初次氣液分離，初次氣液分離后得到初次氣相產(chǎn)物和初次凝液，初次氣相產(chǎn)物經(jīng)二段壓縮冷卻后進(jìn)行二次氣液分離，二次氣液分離后得到二次氣相產(chǎn)物和二次凝液，二次氣相產(chǎn)物經(jīng)三段壓縮后作為氣相進(jìn)料從脫丁烷塔的中上部入塔；液相產(chǎn)物、初次凝液和二次凝液混合后作為液相進(jìn)料從脫丁烷塔中下部入塔；工藝水分成兩路，一路作為反應(yīng)系統(tǒng)補(bǔ)水返回反應(yīng)單元，另一路送至甲醇回收塔；

2)進(jìn)入脫丁烷塔的氣相進(jìn)料和液相進(jìn)料在塔內(nèi)經(jīng)分餾分離為脫丁烷塔頂氣和C5+餾分；脫丁烷塔頂氣經(jīng)脫丁烷塔頂冷凝器部分冷凝，進(jìn)入脫丁烷塔回流罐，在脫丁烷塔回流罐內(nèi)進(jìn)行氣液分離，分離出的液相經(jīng)升壓后作為回流全部返回脫丁烷塔頂，分離出的氣相進(jìn)入脫丁烷塔回流罐頂分餾柱進(jìn)行分餾，經(jīng)脫丁烷塔回流罐頂分餾柱分離出的液相返回回流罐，分離出的氣相經(jīng)進(jìn)一步冷凝冷卻后，進(jìn)入脫丁烷塔深冷罐進(jìn)行氣液分離，經(jīng)脫丁烷塔深冷罐分離出的不凝氣送 至燃料氣管網(wǎng)，分離出的液相物流分成兩路，一路經(jīng)升壓作為回流送至脫丁烷塔回流罐頂分餾柱頂，另一路經(jīng)升壓后送至脫乙烷塔；C5+餾分從脫丁烷塔底自壓送至脫己烷塔進(jìn)行后續(xù)處理；

3)步驟2)中進(jìn)入脫乙烷塔的液相物流在塔內(nèi)經(jīng)分餾分離為脫乙烷塔頂氣和C3～C4餾分；脫乙烷塔頂氣經(jīng)脫乙烷塔頂冷凝器部分冷凝，進(jìn)入脫乙烷塔回流罐，在脫乙烷塔回流罐內(nèi)進(jìn)行氣液分離，分離出的液相經(jīng)升壓后作為回流全部返回脫乙烷塔頂，分離出的氣相進(jìn)入脫乙烷塔回流罐頂分餾柱進(jìn)行分餾，經(jīng)脫乙烷塔回流罐頂分餾柱分離出的液相返回回流罐，分離出的氣相經(jīng)進(jìn)一步冷凝冷卻后，進(jìn)入脫乙烷塔深冷罐進(jìn)行氣液分離，經(jīng)脫乙烷塔深冷罐分離出的富含乙烯氣送至相應(yīng)單元進(jìn)行進(jìn)一步處理，分離出的液相經(jīng)升壓后作為回流全部返回脫乙烷塔回流罐頂分餾柱頂；C3～C4餾分從脫乙烷塔底自壓送至丙烯精餾塔；

4)進(jìn)入丙烯精餾塔的C3～C4餾分經(jīng)分餾得到聚合級丙烯。

丙烯精餾塔和脫己烷塔采用常規(guī)操作，本領(lǐng)域?qū)I(yè)人員可根據(jù)具體情況選用合適的操作條件，丙烯精餾塔采用熱泵流程或常規(guī)流程，塔頂獲得聚合級丙烯產(chǎn)品，塔底產(chǎn)物為丙烷和C4餾分，一部分在流量控制下返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)，為防止丙烷和或丁烷過度積累，另一部分作為液化氣在壓力控制下送出裝置；脫己烷塔塔頂產(chǎn)品為C5～C6餾分，一部分在流量控制下返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)，為防止戊烷和或己烷過度積累，另一部分在壓力控制下送出裝置，塔底產(chǎn)品為C7+餾分，在塔底液位和流量的串級下控制下送出裝置。

所述的預(yù)處理包括固定床脫酸和換熱等。

所述的送至甲醇回收塔的工藝水流量為甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)過程中生成的水的流量的100～115％。

所述的進(jìn)入脫丁烷塔的氣相進(jìn)料的壓力為1.0～1.5MPa(g)。

所述的脫丁烷塔的操作壓力為1.0～1.5MPa(g)，脫丁烷塔的塔頂操作溫度為50～70℃，脫丁烷塔的塔底操作溫度為150～170℃，脫丁烷塔回流罐操作溫度為40～60℃；所述的脫丁烷塔回流罐頂分餾柱的理論塔板數(shù)為5～15塊，經(jīng)脫丁烷塔回流罐頂分餾柱分離出的氣相在丙烯或丙烷作制冷劑的制冷系統(tǒng)的作用下進(jìn)一步冷凝冷卻至-25～-15℃。

所述的脫乙烷塔的操作壓力為2.5～3.5MPa(g)，脫乙烷塔的塔頂操作溫度為45～50℃，脫乙烷塔的塔底操作溫度為90～105℃，脫乙烷塔回流罐操作溫 度為38～42℃；所述的脫乙烷塔回流罐頂分餾柱的理論塔板數(shù)為5～15塊，經(jīng)脫乙烷塔回流罐頂分餾柱分離出的氣相在丙烯或丙烷作制冷劑的制冷系統(tǒng)的作用下進(jìn)一步冷凝冷卻至-25～-15℃。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有以下有益效果：

1)只對甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)過程中生成的工藝水脫甲醇等雜質(zhì)，保證凈化水達(dá)標(biāo)排放，同時回收甲醇。

2)采用本發(fā)明所述的方法，在脫丁烷塔回流罐頂設(shè)置分餾柱，脫丁烷塔回流罐頂氣進(jìn)入回流罐頂分餾柱分餾，分流出的氣相進(jìn)一步冷凝冷卻，降低了分餾柱頂氣的溫度，使脫丁烷塔深冷罐不凝氣中丙烯、乙烯損失降低，提高丙烯、乙烯的回收率。

3)采用本發(fā)明所述的方法，在脫乙烷塔回流罐頂設(shè)置分餾柱，脫乙烷塔回流罐頂氣進(jìn)入回流罐頂分餾柱分餾，分離出的氣相經(jīng)進(jìn)一步冷凝冷卻，降低了分餾柱頂氣的溫度，使脫乙烷塔深冷罐富含乙烯氣中丙烯損失降低，提高丙烯的回收率。

4)在保證丙烯產(chǎn)品質(zhì)量和回收率的前提下，采用帶脫丁烷塔回流罐頂分餾柱脫丁烷和帶脫乙烷塔回流罐頂頂分餾柱脫乙烷組合工藝，使得脫丁烷塔和脫乙烷塔均可采用低品位熱源和冷源，脫丁烷塔和脫乙烷塔不需在低溫下操作，分餾系統(tǒng)節(jié)能顯著。

5)對二次氣相產(chǎn)物以及液相產(chǎn)物、初次凝液和二次凝液的混合液分別干燥，即對物流在壓力較高、溫度較低的操作條件下干燥，有利于保證物流的水含量在5ppm以下。

下面結(jié)合附圖和具體實(shí)施方式對本發(fā)明作進(jìn)一步的詳細(xì)說明，但并不限制本發(fā)明的保護(hù)范圍。

附圖說明

圖1為本發(fā)明的甲醇轉(zhuǎn)化制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物的分離方法流程示意圖。

圖中：1-MTP反應(yīng)產(chǎn)物，2-預(yù)處理系統(tǒng)，3-反應(yīng)產(chǎn)物分離器，4-返回水泵，5-反應(yīng)系統(tǒng)補(bǔ)水，6-工藝水增壓泵，7-壓縮機(jī)一段，8-一段出口冷卻器，9-初次分液罐，10-壓縮機(jī)二段，11-二段出口冷卻器，12-二次分液罐，13-氣相產(chǎn)物干燥系統(tǒng)，14-壓縮機(jī)三段，15-液相產(chǎn)物聚結(jié)器，16-液相產(chǎn)物干燥系統(tǒng)，17-脫丁烷塔，18-脫丁烷塔頂冷凝器，19-脫丁烷塔回流罐，20-脫丁烷塔回流罐頂分餾柱，21-脫丁烷塔回流泵，22-脫丁烷塔頂制冷系統(tǒng)，23-脫丁烷塔頂制冷器， 24-脫丁烷塔深冷罐，25-不凝氣，26-脫丁烷塔加壓泵，27-脫乙烷塔進(jìn)料泵，28-脫乙烷塔，29-脫乙烷塔冷凝器，30-脫乙烷塔回流罐，31-脫乙烷塔回流泵，32-脫乙烷塔回流罐頂分餾柱，33-脫乙烷塔頂制冷器，34-脫乙烷塔深冷罐，35-富含乙烯氣，36-脫乙烷塔加壓泵，37-脫己烷塔，38-C5～C6餾分，39-C7+餾分，40-丙烯精餾塔，41-聚合級丙烯，42.丙烷和C4餾分，43-甲醇回收塔，44-粗甲醇，45-凈化水，46-脫乙烷塔頂制冷系統(tǒng)。

具體實(shí)施方式

如圖1所示，MTP反應(yīng)產(chǎn)物1經(jīng)預(yù)處理系統(tǒng)2預(yù)處理后進(jìn)入反應(yīng)產(chǎn)物分離器3，在反應(yīng)產(chǎn)物分離器3內(nèi)分離為氣相產(chǎn)物、液相產(chǎn)物和工藝水，氣相產(chǎn)物送至壓縮單元，經(jīng)壓縮機(jī)一段7壓縮至0.15～0.25MPa(g)，溫度為60～70℃，進(jìn)入一段出口冷卻器8冷卻至38～42℃，經(jīng)初次分液罐9氣液分離，得到初次氣相產(chǎn)物和初次凝液，初次氣相產(chǎn)物經(jīng)壓縮機(jī)二段10壓縮至0.5～0.80MPa(g)，溫度為80～95℃，進(jìn)入二段出口冷卻器11冷卻至38～42℃，經(jīng)二次分液罐12氣液分離，得到二次氣相產(chǎn)物和二次凝液，二次氣相產(chǎn)物進(jìn)入氣相產(chǎn)物干燥系統(tǒng)13，經(jīng)干燥的氣相水含量小于5ppm，干燥后的氣相送至壓縮機(jī)三段14壓縮至1.0～1.50MPa(g)、溫度為80～90℃后作為氣相進(jìn)料從脫丁烷塔17中上部送入塔內(nèi)；液相產(chǎn)物與一次凝液、二次凝液混合后，經(jīng)液相產(chǎn)物聚結(jié)器15和液相產(chǎn)物干燥系統(tǒng)16干燥后作為液相進(jìn)料從脫丁烷塔17中下部送入塔內(nèi)；工藝水分成兩路，一路經(jīng)返回水泵4升壓作為反應(yīng)系統(tǒng)補(bǔ)水5返回反應(yīng)單元，另一路經(jīng)工藝水增壓泵6升壓送至甲醇回收塔43，甲醇回收塔頂?shù)拇旨状?4返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)，甲醇回收塔底的凈化水45送出裝置。

進(jìn)入脫丁烷塔17的氣相進(jìn)料和液相進(jìn)料在塔內(nèi)經(jīng)分餾分離為脫丁烷塔頂氣和C5+餾分；脫丁烷塔頂氣經(jīng)脫丁烷塔頂冷凝器18冷凝冷卻至40～60℃，進(jìn)入脫丁烷塔回流罐19，在脫丁烷塔回流罐19內(nèi)進(jìn)行氣液分離，分離出的液相經(jīng)脫丁烷塔回流泵21升壓后在液位及流量串級控制下作為回流全部返回脫丁烷塔17，分離出的氣相進(jìn)入脫丁烷塔回流罐頂分餾柱20進(jìn)行分餾，經(jīng)脫丁烷塔回流罐頂分餾柱20分離出的液相返回回流罐，分離出的氣相在丙烯或丙烷作制冷劑的脫丁烷塔頂制冷系統(tǒng)22的作用下經(jīng)脫丁烷塔頂制冷器23進(jìn)一步冷凝冷卻至-25～-15℃后，進(jìn)入脫丁烷塔深冷罐24進(jìn)行氣液分離，經(jīng)脫丁烷塔深冷罐24分離出的不凝氣25在塔頂壓力控制下作為燃料氣送出裝置，分離出的液相物流分成兩路，一路經(jīng)脫丁烷塔加壓泵26升壓后，在流量控制下作為回流送至脫丁 烷塔回流罐頂分餾柱頂，另一路經(jīng)脫乙烷塔進(jìn)料泵27升壓后在液位控制下送至脫乙烷塔28；C5+餾分從脫丁烷塔底自壓送至脫己烷塔37進(jìn)行分餾，脫己烷塔塔頂產(chǎn)品為C5～C6餾分38，一部分在流量控制下返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)，為防止戊烷和或己烷過度積累，另一部分在壓力控制下送出裝置，塔底產(chǎn)品為C7+餾分39，在塔底液位和流量的串級下控制下送出裝置。

經(jīng)脫乙烷塔進(jìn)料泵27升壓后進(jìn)入脫乙烷塔28的液相物流在塔內(nèi)經(jīng)分餾分離為脫乙烷塔頂氣和C3～C4餾分；脫乙烷塔頂氣經(jīng)脫乙烷塔頂冷凝器29部分冷凝冷卻至38～42℃，進(jìn)入脫乙烷塔回流罐30，在脫乙烷塔回流罐30內(nèi)進(jìn)行氣液分離，分離出的液相經(jīng)脫乙烷塔回流泵31升壓后在液位及流量串級控制下作為回流全部返回脫乙烷塔頂，分離出的氣相進(jìn)入脫乙烷塔回流罐頂分餾柱32進(jìn)行分餾，經(jīng)脫乙烷塔回流罐頂分餾柱32分離出的液相返回脫乙烷塔回流罐30，分離出的氣相在丙烯或丙烷作為制冷劑的脫乙烷塔頂制冷系統(tǒng)46的作用下經(jīng)脫乙烷塔頂制冷器33進(jìn)一步冷凝冷卻至-25～-15℃后，進(jìn)入脫乙烷塔深冷罐34進(jìn)行氣液分離，經(jīng)脫乙烷塔深冷罐34分離出的富含乙烯氣35一部分在流量控制下返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)，為防止甲烷過度積累，富余的富含乙烯氣在壓力控制下作為燃料氣送出裝置，分離出的液相經(jīng)脫乙烷塔加壓泵36升壓后在罐底液位及流量串級控制下作為回流全部返回脫乙烷塔回流罐頂分餾柱頂；C3～C4餾分從脫乙烷塔底自壓送至丙烯精餾塔40。

進(jìn)入丙烯精餾塔40的C3～C4餾分在塔內(nèi)經(jīng)分餾得到塔頂產(chǎn)品聚合級丙烯41和塔底產(chǎn)品丙烷和C4餾分42，丙烷和C4餾分42返回反應(yīng)單元繼續(xù)反應(yīng)。

本發(fā)明的工藝中，所述C5+餾分是指C5～C9餾分，C7+餾分是指C7～C9餾分。