CN104784953A - 一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统及其急冷系统 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统及其急冷系统，包括：脱丙烷塔、DME脱除塔、C2分离塔、C3分离塔和脱己烷塔，所述脱丙烷塔的塔顶与DME脱除塔连接，所述DME脱除塔的塔顶与脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔的塔顶与CO2脱除塔连接，所述CO2脱除塔塔顶与C2分离罐连接，所述C2分离罐罐顶罐底均与脱甲烷塔连接，所述急冷系统将预急冷塔、急冷塔的急冷水出口通过管线相连并分为四股，一股进入蒸汽塔，第二股进入氧化物抽提塔，第三股作为废水与蒸汽塔塔底废水混合排出，第四股作为循环急冷水本发明的目的在于提供一种分离系统，以简化流程、降低能耗。
Description
技术领域
本发明涉及甲醇制丙烯工艺，尤其涉及一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统及其急冷系统。
背景技术
乙烯、丙烯是世界上产量最大的化学产品之一，丙烯用量仅次于乙烯，全球总产能约在一亿吨，在国民经济中占有重要的地位。
裂解丙烯占到全球丙烯总产能的57%，炼厂丙烯占到丙烯总产能的33%，其他工艺制丙烯占丙烯总产能的10%左右。我国丙烯的生产方式目前主要也为前两种，裂解丙烯占47%左右、炼厂丙烯占53%左右。但是我国石油资源相对匮乏。此外，裂解丙烯依赖乙烯裂解联产，炼厂丙烯则依赖FCC副产，两种来源的丙烯成本高。再加上乙烯原料趋向于乙烷等轻烃，裂解丙烯产量必将减少。更为重要的是，丙烯需求增长快于乙烯。因此，建立非石油路线的独立丙烯生产技术刻不容缓。
MTP（methanol to propylene，甲醇制丙烯）和PDH（丙烷脱氢制丙烯）是目前比较成熟、经济的两种非石油路线的丙烯制备技术。其中甲醇制丙烯工艺相对于丙烷脱氢制丙烯工艺，生产成本相对较低，所以近年来在国内得到了较快的发展。
针对目前已经投产的甲醇制烯烃装置投资高、能耗高的现状，国内甲醇制丙烯装置必须谋求降低投资与能耗，降低生产成本，来增强市场竞争力。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种甲醇制丙烯分离系统。
为实现上述目的，本发明的技术方案如下：
一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统包括 ：脱丙烷塔、DME脱除塔、C2分离塔、C3分离塔和脱己烷塔，
其中，所述脱丙烷塔的塔顶与DME脱除塔连接，所述DME脱除塔的塔顶与脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔的塔顶与CO2脱除塔连接，所述CO2脱除塔塔顶与C2分离罐连接，所述C2分离罐罐顶罐底均与脱甲烷塔连接，
所述脱甲烷塔塔底与所述C2分离塔连接，所述脱乙烷塔塔底与所述C3分离塔连接
脱丙烷塔的塔底与脱己烷塔连接。
所述脱丙烷塔的侧线与脱丁烷塔相连，所述脱丁烷塔的塔底与脱丙烷塔相连，所述脱丙烷塔的设有气态烃进料管线和液态烃进料管线，所述液态烃进料管线上顺次设有急冷水换热器、脱己烷塔冷凝器和脱丁烷塔冷凝器，所述脱丁烷塔的塔顶与C4冷却器相连。
所述DME脱除塔和所述脱乙烷塔之间依次连接有C2烃换热器和脱乙烷塔进料冷却器，所述的C2烃换热器与所述C2分离罐罐底相连。
所述脱己烷塔塔顶与C5/C6过热器相连，所述C5/C6过热器与循环烃混合器入口相连，所述循环烃混合器入口还分别与所述的C2烃换热器和脱丁烷塔塔顶相连，循环烃混合器出口与反应单元相连。
所述分离系统的甲醇制丙烯的反应产物分离工艺是：
液态烃进料经过急冷水换热器、所述脱己烷塔冷凝器和所述脱丁烷塔冷凝器加热后进入脱丙烷塔，气态烃通过气态烃进料管线进入脱丙烷塔，脱丙烷塔塔顶产物进入DME脱除塔，塔底产物进入脱己烷塔，侧线出料产物进入脱丁烷塔；
甲醇和脱丙烷塔塔顶产物进入DME脱除塔，DME脱除塔塔底产出循环甲醇进入反应单元，塔顶产物经C2烃换热器和脱乙烷塔进料冷却器进入脱乙烷塔；
脱丁烷塔塔底产物进入脱丙烷塔，塔顶产物一部分进入循环烃混合器，另一部分经C4冷却器冷却后与C3分离塔塔底产出的丙烷混合作为LPG产品输出；
脱己烷塔塔顶产物经C5/C6过热器加热后进入循环烃混合器，塔底产出汽油；
脱乙烷塔塔顶产物进入CO2脱除塔，塔底产物进入C3分离塔，
CO2脱除塔采用NaOH溶液吸收CO2，塔底产出废液，塔顶产物经冷却后进入C2分离罐，C2分离罐罐顶产物和部分罐底产物进入脱甲烷塔，另一部分罐底产物经C2烃换热器换热后进入循环烃混合器；
脱甲烷塔塔顶产出甲烷，塔底产物进入C2分离塔，C2分离塔塔顶产出乙烯，塔底产出乙烷；
C3分离塔塔顶产出丙烯，塔底产出丙烷。
应用与所述分离系统的急冷系统，包括蒸汽塔、预急冷塔、急冷塔、压缩分离单元、气态烃干燥罐、氧化物抽提塔和液态烃干燥罐，所述的预急冷塔、急冷塔的急冷水出口通过管线相连并分为四股，一股进入蒸汽塔，第二股进入氧化物抽提塔，第三股作为废水与蒸汽塔塔底废水混合排出，第四股作为循环急冷水又分为四条循环急冷管线，其中第一条管线经脱乙烷塔塔底再沸器后与急冷水空冷器相连，第二条管线经C3分离塔塔底再沸器后与急冷水空冷器相连，急冷水空冷器与急冷水预冷器相连，第三条管线经甲醇第一预热器与急冷水预冷器相连，第四条管线经急冷水换热器后与急冷水预冷器出口管线相连后分别与预急冷塔、急冷塔相连；
所述的氧化物抽提塔的塔底产物富含烃、醇、脂，一部分与第一股急冷水混合进入蒸汽塔，另一股与经26换热后的甲醇混合进入反应单元。
本发明与现有技术不同之处在于，本发明在脱丙烷塔中通入气态烃和液态烃，侧线出料进入脱丁烷塔，脱丁烷塔塔底产物进入脱丙烷塔塔底，简单高效的分离C3及C3以下产物、C4烃和重烃；DME脱除塔中注入甲醇，简单高效地溶解塔顶的 DME，DME与甲醇一起从塔底分出，返回 DME 反应器再利用。本发明具有 ：(1) 工艺流程简单，不需增加精馏塔，还可以取消甲醇回收塔，减少设备投资费用 ；(2) 操作简单，直接在脱丙烷塔通入气态烃和液态烃，侧线出料进入脱丁烷塔，高效分离轻烃、C4烃、重烃，直接在DME脱除塔上部注入甲醇，高效溶解 DME，使之与丙烯、C3 分离，DME/ 甲醇积聚在塔底分离出，保证了丙烯产品的纯度；(3)节能降耗，循环急冷水、脱丁烷塔塔顶蒸汽、脱己烷塔的塔顶蒸汽加热脱丙烷塔的液态烃进料， 循环急冷水加热甲醇进料，DME/ 甲醇直接返回 DME 反应器再利用，DME脱除塔甲醇用量少。
附图说明
图 1 为本发明的分离系统流程结构图。
图 2 为本发明的分离系统附带的急冷水系统流程结构图。
具体实施方式
以下是实施例及其试验数据等，但本发明的内容并不局限于这些实施例的范围。
实施例 1
如图 1 所示，一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统包括 ：脱丙烷塔4、DME脱除塔6、C2分离塔13、C3分离塔14和脱己烷塔15，
其中，所述脱丙烷塔4的塔顶与DME脱除塔6连接，所述DME脱除塔6的塔顶与脱乙烷塔9连接，所述脱乙烷塔9的塔顶与CO2脱除塔10连接，所述CO2脱除塔10塔顶与C2分离罐11连接，所述C2分离罐11罐顶罐底均与脱甲烷塔12连接，
所述脱甲烷塔12塔底与所述C2分离塔13连接，所述脱乙烷塔9塔底与所述C3分离塔14连接
脱丙烷塔4的塔底与脱己烷塔15连接。
所述脱丙烷塔4的侧线与脱丁烷塔5相连，所述脱丁烷塔5的塔底与脱丙烷塔4相连，所述脱丙烷塔4的设有气态烃进料管线和液态烃进料管线，所述液态烃进料管线上顺次设有急冷水换热器1、脱己烷塔冷凝器2和脱丁烷塔冷凝器3，所述脱丁烷塔5的塔顶与C4冷却器17相连。
所述DME脱除塔6和所述脱乙烷塔9之间依次连接有C2烃换热器7和脱乙烷塔进料冷却器8，所述的C2烃换热器7与所述C2分离罐11罐底相连。
所述脱己烷塔15塔顶与C5/C6过热器16相连，所述C5/C6过热器16与循环烃混合器18入口相连，所述循环烃混合器18入口还分别与所述的C2烃换热器7和脱丁烷塔5塔顶相连，循环烃混合器18出口与反应单元相连。
所述分离系统的甲醇制丙烯的反应产物分离工艺是：
来自上游压缩干燥单元的液态烃进料100经过急冷水换热器1、所述脱己烷塔冷凝器2和所述脱丁烷塔冷凝器3加热后进入脱丙烷塔4，气态烃通过气态烃进料管线进入脱丙烷塔4，脱丙烷塔4塔顶产物进入DME脱除塔6，塔底产物进入脱己烷塔15，侧线出料产物进入脱丁烷塔5；其中脱丙烷塔4塔釜为C5+产品，
甲醇原料102和脱丙烷塔4塔顶产物循环甲醇107经过气化后进入DME脱除塔6，DME脱除塔6塔底产出循环甲醇107进入反应单元，塔顶得到C3烃及C3以下烃，经C2烃换热器7和脱乙烷塔进料冷却器8进入脱乙烷塔9；其中，DME脱除塔塔顶分离出C3 烃和 C3 以下轻组分，
脱丁烷塔5塔底产物进入脱丙烷塔4，塔顶产物一部分进入循环烃混合器18，另一部分经C4冷却器17冷却后与C3分离塔14塔底产出的丙烷111混合作为LPG产品112输出；其中，脱丁烷塔塔5顶得到循环C4烃蒸汽103和液态C4烃104，
脱己烷塔15塔顶得到循环C5/C6烃105，经C5/C6过热器16加热后进入循环烃混合器18，塔底产出汽油106；
脱乙烷塔9塔顶产物进入CO2脱除塔10，塔底产物进入C3分离塔14，其中，脱乙烷塔塔顶分离出 C2及 C2 以下轻组分；
CO2脱除塔10采用NaOH溶液吸收CO2，塔底产出废液，塔顶产物经冷却后进入C2分离罐11，C2分离罐11罐顶产物和部分罐底产物进入脱甲烷塔12，另一部分罐底产物经C2烃换热器7换热后进入循环烃混合器18；
脱甲烷塔12塔顶产出甲烷113，塔底产物进入C2分离塔13，C2分离塔13塔顶产出乙烯114，塔底产出乙烷115；甲烷产品和乙烷产品经换热混合后作为燃料气为系统提供热量。
C3分离塔14塔顶产出合格丙烯110产品，塔底产出丙烷111。
如图2所示，应用与所述分离系统的急冷系统，包括蒸汽塔21、预急冷塔22、急冷塔23、压缩分离单元31、气态烃干燥罐32、氧化物抽提塔33和液态烃干燥罐34，所述的预急冷塔22、急冷塔23的急冷水出口通过管线相连并分为四股，一股进入蒸汽塔21，第二股进入氧化物抽提塔33，第三股作为废水与蒸汽塔21塔底废水混合排出，第四股作为循环急冷水又分为四条循环急冷管线，其中第一条管线经脱乙烷塔9塔底再沸器24后与急冷水空冷器28相连，第二条管线经C3分离塔14塔底再沸器25后与急冷水空冷器28相连，急冷水空冷器28与急冷水预冷器29相连，第三条管线经甲醇第一预热器26与急冷水预冷器29相连，第四条管线经急冷水换热器1后与急冷水预冷器29出口管线相连后分别与预急冷塔22、急冷塔23相连；
所述的氧化物抽提塔33的塔底产物富含烃、醇、脂，一部分与第一股急冷水混合进入蒸汽塔21，另一股与经26换热后的甲醇混合进入反应单元。
如图2所示，急冷系统的工作流程为：从甲醇制烯烃反应器出来的反应气经过回收热量后进入预急冷塔22，预急冷塔22顶部有来自循环急冷水的水作为冷却水，预急冷塔22顶部出来的反应器进入急冷塔23，急冷塔23顶部有来自循环急冷水的水作为冷却水，底部通入来自压缩分离单元31的水。预急冷塔22和急冷塔23的高温水洗水经过油水分离，分为四股，一股作为工艺水生成工艺蒸汽，一股作为循环急冷水，一股作为氧化物抽提塔33的抽提水进料，还有一股作为废水排出系统。氧化物抽提塔33塔底的抽提水出料含有较高浓度的烃、醇、脂等有机物，一股和循环甲醇混合作为反应器的进料，一股和工艺蒸汽塔塔底废水换热后和工艺水混合，作为工艺蒸汽塔21的进料。循环急冷水分为若干股，一股可以作为原料甲醇的加热热源，回收热量降温后进入急冷水预冷器继续降温，一股可以作为分离流程中液态烃的加热热源，即作为急冷水加热器1的加热介质，回收热量降温后和级冷水预冷器出口的急冷水混合，还有两股可以分别作为脱乙烷塔9塔底再沸器24和C3分离塔14塔底再沸器25的热源，回收热量降温后进入急冷水空冷器28和急冷水预冷器29继续降温。从急冷水预冷器29出来的急冷水一部分作为预急冷塔的急冷水进入预急冷塔22，剩余的经过急冷水最终冷凝器30继续降温后进入急冷塔。从急冷塔23塔顶出来的反应气依次进入分离罐和压缩机，压缩后的气体和经泵加压的分离罐分离出来的液体进入分离罐进行气液分离，得到的气体经过气态烃干燥罐32干燥得到气态烃101，得到的液体经过氧化物抽提塔抽提33、液态烃干燥罐34干燥得到液态烃100。气态烃101和液态烃100进入分离系统。甲醇原料中分出一部分甲醇原料102作为DME脱除塔的萃取剂。
以上所述的实施例仅仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范
围进行限定，在不脱离本发明设计精神的前提下，本领域普通技术人员对本发明的技术方
案作出的各种变形和改进，均应落入本发明权利要求书确定的保护范围内。
Claims (6)
1.一种用于甲醇制丙烯的反应产物分离系统，其特征在于，包括 ：脱丙烷塔（4）、DME脱除塔（6）、C2分离塔（13）、C3分离塔（14）和脱己烷塔（15），
其中，所述脱丙烷塔（4）的塔顶与DME脱除塔（6）连接，所述DME脱除塔（6）的塔顶与脱乙烷塔（9）连接，所述脱乙烷塔（9）的塔顶与CO2脱除塔（10）连接，所述CO2脱除塔（10）塔顶与C2分离罐（11）连接，所述C2分离罐（11）罐顶罐底均与脱甲烷塔（12）连接，
所述脱甲烷塔（12）塔底与所述C2分离塔（13）连接，所述脱乙烷塔（9）塔底与所述C3分离塔（14）连接,
脱丙烷塔（4）的塔底与脱己烷塔（15）连接。
2. 根据权利要求 1 所述的分离系统，其特征在于，
所述脱丙烷塔（4）的侧线与脱丁烷塔（5）相连，所述脱丁烷塔（5）的塔底与脱丙烷塔（4）相连，所述脱丙烷塔（4）的设有气态烃进料管线和液态烃进料管线，所述液态烃进料管线上顺次设有急冷水换热器（1）、脱己烷塔冷凝器（2）和脱丁烷塔冷凝器（3），所述脱丁烷塔（5）的塔顶与C4冷却器（17）相连。
3. 根据权利要求 1 所述的分离系统，其特征在于，
所述DME脱除塔（6）和所述脱乙烷塔（9）之间依次连接有C2烃换热器（7）和脱乙烷塔进料冷却器（8），所述的C2烃换热器（7）与所述C2分离罐（11）罐底相连。
4. 根据权利要求 1 所述的分离系统，其特征在于，
所述脱己烷塔（15）塔顶与C5/C6过热器（16）相连，所述C5/C6过热器（16）与循环烃混合器（18）入口相连，所述循环烃混合器（18）入口还分别与所述的C2烃换热器（7）和脱丁烷塔（5）塔顶相连，循环烃混合器（18）出口与反应单元相连。
5.一种根据权利要求1所述分离系统的甲醇制丙烯的反应产物分离工艺，其特征在于：
液态烃进料（100）经过急冷水换热器（1）、所述脱己烷塔冷凝器（2）和所述脱丁烷塔冷凝器（3）加热后进入脱丙烷塔（4），气态烃通过气态烃进料管线进入脱丙烷塔（4），脱丙烷塔（4）塔顶产物进入DME脱除塔（6），塔底产物进入脱己烷塔（15），侧线出料产物进入脱丁烷塔（5）；
甲醇（102）和脱丙烷塔（4）塔顶产物进入DME脱除塔（6），DME脱除塔（6）塔底产出循环甲醇（107）进入反应单元，塔顶产物经C2烃换热器（7）和脱乙烷塔进料冷却器（8）进入脱乙烷塔（9）；
脱丁烷塔（5）塔底产物进入脱丙烷塔（4），塔顶产物一部分进入循环烃混合器（18），另一部分经C4冷却器（17）冷却后与C3分离塔（14）塔底产出的丙烷（111）混合作为LPG产品（112）输出；
脱己烷塔（15）塔顶产物经C5/C6过热器（16）加热后进入循环烃混合器（18），塔底产出汽油（106）；
脱乙烷塔（9）塔顶产物进入CO2脱除塔（10），塔底产物进入C3分离塔（14），
CO2脱除塔（10）采用NaOH溶液吸收CO2，塔底产出废液，塔顶产物经冷却后进入C2分离罐（11），C2分离罐（11）罐顶产物和部分罐底产物进入脱甲烷塔（12），另一部分罐底产物经C2烃换热器（7）换热后进入循环烃混合器（18）；
脱甲烷塔（12）塔顶产出甲烷（113），塔底产物进入C2分离塔（13），C2分离塔（13）塔顶产出乙烯（114），塔底产出乙烷（115）；
C3分离塔（14）塔顶产出丙烯（110），塔底产出丙烷（111）。
6.一种应用与权利要求1所述分离系统的急冷系统，包括蒸汽塔（21）、预急冷塔（22）、急冷塔（23）、压缩分离单元（31）、气态烃干燥罐（32）、氧化物抽提塔（33）和液态烃干燥罐（34），其特征在于所述的预急冷塔（22）、急冷塔（23）的急冷水出口通过管线相连并分为四股，一股进入蒸汽塔（21），第二股进入氧化物抽提塔（33），第三股作为废水与蒸汽塔（21）塔底废水混合排出，第四股作为循环急冷水又分为四条循环急冷管线，其中第一条管线经脱乙烷塔（9）塔底再沸器（24）后与急冷水空冷器（28）相连，第二条管线经C3分离塔（14）塔底再沸器（25）后与急冷水空冷器（28）相连，急冷水空冷器（28）与急冷水预冷器（29）相连，第三条管线经甲醇第一预热器（26）与急冷水预冷器（29）相连，第四条管线经急冷水换热器（1）后与急冷水预冷器（29）出口管线相连后分别与预急冷塔（22）、急冷塔（23）相连；
所述的氧化物抽提塔（33）的塔底产物一部分与第一股急冷水混合进入蒸汽塔（21），另一股与经26换热后的甲醇混合进入反应单元。
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