CN101225013B - 甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置及方法 - Google Patents
甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置及方法 Download PDFInfo
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Abstract
本发明涉及一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置及方法。分离装置包括吸收解析部分和C3-C5分离部分。在吸收解析部分中吸收塔和一级解析塔之间设置平衡塔以稳定系统的运行和操作，提高C2及更轻组份的分离效率，加大系统操作弹性。分离过程采用吸收解析和精馏方法，以汽油为吸收剂，在较低的压力和不需要冷量的情况下对甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃产品气体进行分离。本方法适合MDTO气体中C3-C5组份的分离，可以分离不同生产工况下的产品气体。能过分离出纯度大于99.6％的丙烯产品并保证系统丙烯回收率大于99％。
Description
技术领域
本发明属于低碳烯烃精制技术领域，涉及一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置及方法。
背景技术
乙烯、丙烯是石油化工重要的平台化合物及基础化工原料，全世界年需求量近2亿吨。未来数年国内乙烯、丙烯的生产仍存在很大缺口。现有的乙烯、丙烯生产技术对石油资源依赖严重。乙烯生产普遍采用的是轻质油裂解法，丙烯的生产约97％来自裂解制乙烯的联产和炼油厂副产。采用轻质油裂解方法制备乙烯、丙烯的原料成本占生产成本的60～80％。现有的丙烯生产技术(裂解制乙烯联产及炼厂副产)虽然成熟度高，但是产品结构受到严重限制，无法满足丙烯消费量快速增长的要求。
我国具有相对丰富的天然气和煤资源。已探明的煤炭储量为7650亿吨，天然气储量为38×1012立方米。随着造气技术的发展，造气成本大大降低。利用煤或天然气可以大量制得廉价的合成气，经由合成气可制取甲醇，进而由甲醇制取低碳烯烃具有现实意义。甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃是是近年来发展起来的以甲醇为原料，经过催化剂催化直接生成低碳烯烃混合气体的新工艺。中国专利CN 01144188.7、CN00802040.X、CN96115333.4、CN99815451.2披露了甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃的方法。
中国专利CN96115333.4披露了以甲醇、二甲醚为原料制取低碳烯烃的方法，中国专利CN200610144290.2披露了以甲醇、二甲醚为原料，通过流化床催化裂解制取丙烯的方法。两种工艺方法的最终产物都是低碳烯烃混和气体(MDTO气体)。MDTO气体中乙烯和丙烯的含量明显高于石脑油裂解气。中国专利CN200610017775.5公布了改进的前脱乙烷分离流程分离甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的方法，利用深冷流程分离出混合气体中的乙烯。本发明公布了利用吸收解析方法分离出MDTO气体中C3-C5组份的方法。
发明内容
本发明根据MDTO气体产物组成特点，为解决分离MDTO气体中的C3-C5组份的问题，提出一种既适合于MDTO工艺气体C3-C5组份的有效分离，又能保证丙烯回收率和纯度的分离方法。
本发明的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置，包括吸收塔T1、平衡塔T3、一级解析塔T2、二级解析塔T4、脱C3塔T5、C3分离塔T6、脱汽油塔T7和脱C5塔T8；其中吸收塔T1、平衡塔T3、一级解析塔T2和二级解析塔T4组成吸收解析部分；脱C3塔T5、C3分离塔T6、脱汽油塔T7和脱C5塔T8组成丙烯分离部分。在吸收解析部分中，吸收塔T1、一级解析塔T2、二级解析塔T4顺序连接，平衡塔T3设置在吸收塔T1和一级解析塔T2之间，平衡塔T3塔底设置有工艺气体进料口和C2组份进口，二级解析塔T4塔顶设置有C2组份出口；在C3-C5分离部分中，脱C3塔T5塔顶连接C3分离塔，塔底连接脱汽油塔T7，脱汽油塔T7塔顶连接脱C5塔T8。
本发明的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，在吸收解析部分中，工艺气体1由平衡塔T3底部进料，在平衡塔T3内经过传质以后，塔顶的平衡工艺气体3进入吸收塔T1底部；吸收塔T1塔顶进料为平衡汽油2。吸收塔T1塔底的饱和汽油4进入平衡塔T3，平衡塔T3塔底平衡饱和汽油5进入一级解析塔T2。吸收塔T1塔顶乙烯气9送至其他处理工段。一级解析塔T2塔顶以C2组份为主的一级解析气6进入平衡塔T3底部，一级解析塔T2塔顶塔底解析汽油7进入二级解析塔T4。二级解析塔T4将C3-C5组份8从汽油中解析出来，塔顶C3-C5组份8经过C3-C5气体冷却器E2换热冷却后进入，塔底平衡汽油经过平衡汽油冷却器E1换热冷却后返回吸收塔T1。
本发明的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，在C3-C5分离部分中，经过C3-C5气体冷却器E2换热冷却后的C3-C5组份8首先进入脱C3塔T5。脱C3塔T5塔顶分离出C3组份10，C3组份10进入C3分离塔T6，塔顶获得丙烯12，塔底获得丙烷13。脱C3塔T5塔底的C4C5组份11进入脱汽油塔T7，塔底为脱汽油塔底汽油15，塔顶脱汽油C4C5组份14进入脱C5塔T8，分离出丁烯16，丁烷17和C5组份18。
本发明的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的乙烯和丙烯两者占气体组份的10v％-95v％。
在本发明中原料气体为经过如换热、急冷压缩等必要的处理后，温度为30-100℃，压力为2.0-3.0MPa的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体工艺气体，吸收剂为平衡汽油。
在本发明中吸收塔T1的操作压力在2.0-3.0MPa之间，优选2.5-2.7MPa之间，操作温度在30-100℃之间，优选30-50℃之间。
在本发明中一级解析塔T2的操作压力在2.0-3.0MPa之间，优选2.61-2.72MPa之间，操作温度在40-120℃之间，优选50-75℃之间。
在本发明中二级解析塔T4的操作压力在0.7-1.5MPa之间，优选0.98-1.10MPa之间，操作温度在50-150℃之间，优选90-108℃之间。
本发明用于解决分离DMTO工艺气体中的丙烯组份问题。组成DMTO工艺气体的烃类和组成裂解气的烃类相同，但各种烃类在混合气体中所占的比例有很大的差别，DMTO工艺气体中乙烯和丙烯的含量高于裂解气中乙烯和丙烯的含量。因此使用深冷流程分离必将需要更多的冷量，增大设备投资。同时考虑以丙烯为目标产品，可以在不使用冷量的情况下通过吸收剂吸附、解析分离出产品气体中C3-C5组份，可以根据产品需要调节生产，设备投资低，经济上具有优势，特别是针对规模在10万吨的左右的中小装置，本发明具有明显的优势。
本发明适合MDTO气体中C3-C5组份的分离，操作弹性大，可以分离不同生产工况下的产品气体。
根据本发明，在吸收塔和一级解析塔之间设置平衡塔以稳定系统的运行和操作，提高C2及更轻组份的分离效率。
本发明利用吸收解析的方法对甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃产品气体进行分离。根据本发明，以汽油为吸收剂，可以在较低的压力和不需要冷量的情况下对MDTO气体中C3-C5组份进行分离。
本发明避免了使用深冷系统的工艺流程，降低了设备投资；在吸收塔和一级解析塔之间设置了平衡塔，提高了装置操作的稳定性和弹性。
本发明可以根据要求分离出纯度大于99.6％的丙烯产品并保证系统丙烯回收率大于99％。
附图说明
图1：本发明吸收解析部分流程简图；
图2：本发明C3-C5组份分离部分流程简图；
图中：T1-吸收塔，T2-一级解析塔，T3-平衡塔，T4-二级解析塔，T5-脱C3塔，T6-C3分离塔，T7-脱汽油塔，T8-脱C5塔，E1-平衡汽油冷却器，E2-C3-C5气体冷却器；1-工艺气体，2-平衡汽油，3-平衡工艺气体，4-饱和汽油，5-平衡饱和汽油，6-一级解析气，7-解析汽油，8-C3-C5组份，9-乙烯气，10-C3组份，11-C4C5组份，12-丙烯，13-丙烷，14-脱汽油C4C5组份，15-脱汽油塔底汽油，16-丁烯，17-丁烷，18-C5组份。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例来具体说明本发明方法，但附图和实施例并不构成对本发明的限制。
工艺流程如图1、图2所示，本发明的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，经过处理的工艺气体1，进入平衡塔T3；经过平衡汽油冷却器E1换热冷却的平衡汽油2，进入吸收塔T1对从平衡塔T3顶馏出的平衡工艺气体3进行吸收；吸收塔T1塔顶未被汽油吸收的气体为以C1C2为主要成份的乙烯气9。吸收塔T1塔底饱和汽油4进入平衡塔T3上部。平衡塔T3底的平衡饱和汽油5除了吸收了气体产物的C3-C5组份外，还吸收了部分C2组份，在一级解析塔T2中，以C2组份位主的一级解析气6被解析出，C2及更轻组份彻底从低碳烯烃混合气体中分离出去。一级解析气6返回平衡塔T3底部。一级解析塔底的解析汽油7进入二级解析塔T4。在二级解析塔T4中解析汽油7被初步分割成平衡汽油2和含部分汽油的C3-C5组份8，平衡汽油2经平衡汽油冷却器换热冷却后返回吸收塔T1继续吸收，二级解析塔T4塔顶馏份C3-C5组份8经过C3-C5气体冷却器E2换热冷却后进入脱C3塔T5。脱C3塔中将C3组份10和C4C5组份(含部分汽油)11分开。C3组份进入C3分离塔T6，C4C5塔进入脱汽油塔T7。C3分离塔将丙烯12和丙烷13分开，分别进入罐区。脱汽油塔T7脱除C4C5中的脱汽油塔底汽油15，脱汽油塔底汽油15并入平衡汽油2后经平衡汽油换热器E1换热冷却后返回吸收塔T1，脱汽油C4C5组份14进入脱C5塔T8。脱C5塔T8侧线抽出丁烷17，塔顶为16丁烯，塔底18为C5组份。丁烯和C5组份根据工艺需要进入其它工段。
以下五个实施例是以不同的工况下的产品气体为待分离混合气体，对本发明做更详细的说明。其中：
表一为实施例的产品分布为待分离气体，塔设备操作条件见表二，分离结果见表三。
表一几种不同工艺条件下的产品分布
| 产品分布 | 实施例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | 实施例5 | 实施例6 | 实施例7 | |
| 主要组份 | 分子量 | wt％ | wt％ | wt％ | wt％ | wt％ | wt％ | wt％ |
| 氢气 | 2 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.50 | 0.50 | 0.50 |
| 甲烷 | 16 | 16.00 | 16.00 | 15.90 | 3.83 | 3.32 | 3.32 | 3.32 |
| 乙烷 | 30 | 21.00 | 21.85 | 20.00 | 0.76 | 0.82 | 0.82 | 0.82 |
| 乙烯 | 28 | 32.25 | 27.67 | 25.48 | 18.50 | 72.33 | 72.33 | 72.33 |
| 乙炔 | 26 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 丙烷 | 44 | 3.42 | 2.51 | 2.45 | 11.21 | 7.22 | 7.22 | 7.22 |
| 丙烯 | 42 | 9.87 | 11.84 | 13.44 | 45.60 | 9.46 | 9.46 | 9.46 |
| 丁烷 | 58 | 1.10 | 1.08 | 1.12 | 2.07 | 1.01 | 1.01 | 1.01 |
| 丁烯 | 56 | 8.02 | 7.97 | 7.69 | 13.93 | 4.32 | 4.32 | 4.32 |
| 丁二烯 | 54 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 戊烷 | 72 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 戊烯 | 70 | 2.75 | 2.96 | 3.05 | 4.10 | 1.02 | 1.02 | 1.02 |
| 惰性气体 | ---- | 5.59 | 8.11 | 10.87 | 0.00 | 0.00 | 0.00 | 0.00 |
| 合计 | 100.00 | 100.00 | 100.00 | 100.00 | 100.00 | 100.00 | 100.00 | |
表二分离不同MDTO工艺气体产物的操作条件
| 设备序号 | T1 | T2 | T3 | T4 | T5 | T6 | T7 | T8 | |
| 实例 | 操作条件 | 吸收塔 | 一级解析塔 | 平衡塔 | 二级解析塔 | 脱C3塔 | C3分离塔 | 脱汽油塔 | 脱C5塔 |
| 1 | 温度 | 38 | 61 | 54 | 97 | 43 | 39.5 | 94.6 | 61.6 |
| 压力 | 2.65 | 2.63 | 2.64 | 1 | 1.7 | 1.66 | 1.2 | 1.8 | |
| 2 | 温度 | 38 | 59 | 54 | 98 | 42.4 | 40.6 | 94.6 | 61.6 |
| 压力 | 2.59 | 2.61 | 2.6 | 1 | 1.7 | 1.67 | 1.2 | 1.8 | |
| 3 | 温度 | 38 | 59 | 55 | 98 | 43 | 41 | 94.6 | 61.6 |
| 压力 | 2.54 | 2.55 | 2.55 | 1 | 1.7 | 1.68 | 1.2 | 1.8 | |
| 4 | 温度 | 50 | 75 | 70 | 108 | 42.5 | 38.5 | 95.2 | 60.5 |
| 压力 | 2.5 | 2.48 | 2.49 | 1.1 | 1.69 | 1.52 | 1.21 | 1.79 | |
| 5 | 温度 | 30 | 50 | 43 | 90 | 45.3 | 42.3 | 93.2 | 61.9 |
| 压力 | 2.7 | 2.72 | 2.71 | 0.98 | 1.72 | 1.71 | 1.19 | 1.82 | |
| 6 | 温度 | 30.0 | 40.0 | 45.0 | 50.0 | 40.0 | 38.0 | 90.0 | 60.0 |
| 压力 | 2.0 | 2.0 | 2.0 | 0.7 | 1.4 | 1.65 | 1.15 | 1.68 | |
| 7 | 温度 | 100.0 | 120.0 | 120.0 | 150.0 | 60.0 | 45.0 | 97.0 | 65.0 |
| 压力 | 3.0 | 3.0 | 3.0 | 1.5 | 2.0 | 1.75 | 1.31 | 1.92 | |
表三分离结果
| 主要产品 | 丙烯 | 丙烷 | 丁烯 | 丁烷 | C5 |
| 实施例1 | 99.60 | 90.00 | 92.00 | 72.00 | 78.00 |
| 实施例2 | 99.60 | 91.00 | 94.00 | 71.00 | 75.00 |
| 实施例3 | 99.60 | 90.00 | 93.00 | 75.00 | 82.00 |
| 实施例4 | 99.60 | 92.00 | 95.00 | 68.00 | 81.00 |
| 实施例5 | 99.60 | 89.00 | 92.00 | 74.00 | 71.00 |
| 实施例6 | 99.50 | 82.10 | 94.00 | 75.42 | 82.78 |
| 实施例7 | 99.70 | 95.00 | 93.00 | 71.87 | 80.55 |
| 主要杂质 | 丙烷 | 丙烯 | 丁烷 | 丁烯 | 丁烷 |
本发明公开和提出的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置及方法，本领域技术人员可通过借鉴本文内容，适当改变原料、工艺参数等环节实现。本发明的方法与产品已通过较佳实施例子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的方法和产品进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。
Claims (11)
1.一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置，包括吸收塔T1、平衡塔T3、一级解析塔T2、二级解析塔T4、脱C3塔T5、C3分离塔T6、脱汽油塔T7和脱C5塔T8；其特征是吸收塔T1、平衡塔T3、一级解析塔T2和二级解析塔T4组成吸收解析部分；脱C3塔T5、C3分离塔T6、脱汽油塔T7和脱C5塔T8组成C3-C5分离部分；在吸收解析部分中，吸收塔T1、一级解析塔T2、二级解析塔T4顺序连接，平衡塔T3设置在吸收塔T1和一级解析塔T2之间，平衡塔T3塔底设置有工艺气体进料口和C2组份进口，二级解析塔T4塔顶设置有C2组份出口；在C3-C5分离部分中，脱C3塔T5塔顶连接C3分离塔，塔底连接脱汽油塔T7，脱汽油塔T7塔顶连接脱C5塔T8。
2.如权利要求1所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是在吸收解析部分中，工艺气体1由平衡塔T3底部进料，在平衡塔T3内经过传质以后，塔顶的平衡工艺气体3进入吸收塔T1底部；吸收塔T1塔顶进料为平衡汽油2；吸收塔T1塔底的饱和汽油4进入平衡塔T3，平衡塔T3塔底平衡饱和汽油5进入一级解析塔T2；吸收塔T1塔顶乙烯气9送至其他处理工段；一级解析塔T2塔顶以C2组份为主的一级解析气6进入平衡塔T3底部，一级解析塔T2塔底解析汽油7进入二级解析塔T4；二级解析塔T4将C3-C5组份8从汽油中解析出来，塔顶C3-C5组份8经过C3-C5气体冷却器E2换热冷却后进入C3-C5分离部分，塔底平衡汽油经过平衡汽油冷却器E1换热冷却后返回吸收塔T1；在C3-C5分离部分，经过C3-C5气体冷却器E2换热冷却后的C3-C5组份8首先进入脱C3塔T5；脱C3塔T5塔顶分离出C3组份10，C3组份10进入C3分离塔T6，塔顶获得丙烯12，塔底获得丙烷13；脱C3塔T5塔底的C4C5组份11进入脱汽油塔T7，塔底为脱汽油塔底汽油15，塔顶脱汽油C4C5组份14进入脱C5塔T8，分离出丁烯16，丁烷17和C5组份18。
3.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的乙烯和丙烯两者占气体组份的10v％-95v％。
4.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的工艺气体是指反应工段生成的低碳烯烃混合气体，经过换热、急冷压缩处理后，温度为30-100℃，压力为2.0-3.0MPa。
5.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的吸收解析过程的吸收剂为平衡汽油。
6.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的吸收塔T1的操作压力在2.0-3.0MPa，操作温度在30-100℃。
7.如权利要求6所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的吸收塔T1的操作压力在2.5-2.7MPa，操作温度在30-50℃。
8.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的一级解析塔T2的操作压力在2.0-3.0MPa，操作温度在40-120℃。
9.如权利要求8所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的一级解析塔T2的操作压力在2.61-2.72MPa，操作温度在50-75℃。
10.如权利要求2所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的二级解析塔T4的操作压力在0.7-1.5MPa，操作温度在50-150℃。
11.如权利要求10所述的一种甲醇、二甲醚转化制取低碳烯烃气体产物的分离装置的操作方法，其特征是所述的二级解析塔T4的操作压力在0.98-1.10MPa，操作温度在90-108℃。
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| CN1166478A (zh) * | 1996-05-24 | 1997-12-03 | 中国科学院大连化学物理研究所 | 一种由甲醇或二甲醚制取乙烯、丙烯等低碳烯烃方法 |
| CN1333737A (zh) * | 1997-10-02 | 2002-01-30 | 卡萨尔化学股份有限公司 | 在硫化床反应器中从甲醇制备低级烯烃的催化方法 |
| CN1356299A (zh) * | 2001-12-14 | 2002-07-03 | 清华大学 | 一种由甲醇或二甲醚生产低碳烯烃的工艺方法及其系统 |
| CN1847203A (zh) * | 2006-05-15 | 2006-10-18 | 中国石油化工集团公司 | 甲醇转化制取低碳烯烃气体的分离方法 |
| CN1962573A (zh) * | 2006-12-01 | 2007-05-16 | 中国化学工程集团公司 | 流化床催化裂解生产丙烯的方法及反应器 |
-
2008
- 2008-01-31 CN CN2008100522307A patent/CN101225013B/zh active Active
Patent Citations (5)
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