CN105503492B - 一种mtp装置及其新型分离工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种MTP分离装置及用于MTP装置的新型分离工艺，经过急冷后的反应气通过压缩机增压，在压缩三段进行水洗、碱洗处理，压缩四段出口的气相去往脱丙烷塔，液相去往脱丁烷塔，压缩机各段段间分离罐的水相返回急冷塔，烃相经过增压后送往压缩机四段出口分离罐；脱丁烷塔顶出料去往脱丙烷塔，塔釜出料进入脱己烷塔；脱乙烷塔和油吸收塔之间设置脱乙烷塔压缩机，油吸收塔采用循环丙烷或C4作为吸收溶剂，塔顶获得不含C2的燃料气，塔釜出料去解析塔回收丙烷或C4溶剂，解析塔顶出料去往乙烯精馏塔获得乙烯副产品。本发明能够有效的优化工艺流程、降低系统能耗、减少管道腐蚀、降低投资成本。

Description

一种MTP装置及其新型分离工艺
技术领域
本发明涉及煤化工、天然气化工等领域，具体涉及一种MTP装置及其新型分离工艺。
背景技术
丙烯是最重要的基本有机原料之一，主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷、异丙苯、丁辛醇等化工产品。随着我国经济持续快速发展，我国对丙烯及其下游产品的需求呈大幅度上升趋势，丙烯短缺的问题日益突出。目前丙烯主要来自蒸汽裂解制乙烯装置和催化裂化装置。在石油供应日趋紧张的情况下，人们开发了用氧化物特别是以甲醇为原料制取丙烯的工艺流程。
MTP甲醇制丙烯工艺是指以煤基或天然气基合成的甲醇为原料，通过催化合成反应，生产丙烯的化工工艺技术。MTP工艺提供了一种把具有低成本优势的原料(天然气或煤)转化为高附加值丙烯产品的途径。
德国鲁奇Lurqi公司20世纪90年代末成功开发了MTP工艺。MTP技术是先将甲醇转化成二甲醚、未反应甲醇和水的混合物，然后采用德国南方化学提供的专有ZSM-5分子筛，在450～500℃反应条件下，使混合物与水蒸汽混合进一步转化成主产物丙烯，同时得到副产物汽油、液化石油气(LPG)以及燃料气等。生产出杂质含量极低的聚合级丙烯，而且副产的高辛烷值汽油含苯低，不含硫。
已经工业化的宁煤MTP装置和大唐MTP装置均引进德国Lurgi的MTP工艺，反应气采用深冷分离方法。除了复杂的冷冻压缩机系统外，还需要结构精密的冷箱设备，使得深冷分离流程复杂、投资大。脱甲烷塔塔顶温度高，导致燃料气中夹带副产乙烯产品。碱洗塔设置在脱乙烷塔后，导致前系统设备、管道腐蚀严重。此外，液化气产品纯度不高、含有DME等杂质，不利于液化气的深加工。以上不利因素，限制了MTP工艺的发展。
中国专利CN102304009A采用常规乙烯裂解装置的后分离流程，将碱洗塔设置在压缩二段以后，解决了前系统设备、管道腐蚀的问题，但是同样需要设置复杂的深冷系统。
发明内容
本发明提供一种MTP装置及其新型分离工艺，用以克服现有技术中存在的至少一个问题。
为达到上述目的，本发明提供了一种MTP装置，包括：预急冷塔、急冷塔、工艺水汽提塔、工艺蒸汽塔、甲醇回收塔、烃压缩机、水洗塔进料分离罐、水洗塔、碱洗塔、脱丙烷塔、气态烃干燥器、脱乙烷塔、脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐、脱乙烷塔压缩机、脱乙烷塔压缩机出口分离罐、油吸收塔、油吸收塔顶冷凝器、油吸收塔中冷器、解析塔、乙烯塔、氧化物抽提塔、DME脱除塔、脱丁烷塔、脱己烷塔和丙烯塔，其中：
预急冷塔连接在MTP反应器与急冷塔之间，由MTP反应器出来的反应气体先进入预急冷塔用预急冷水洗涤，温度降低后进入急冷塔，进一步冷却后送至烃压缩机进行压缩；预急冷塔底部得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余部分工艺水送至甲醇回收塔，将急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经聚凝、气提、离子交换净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器；
从急冷塔顶部出来的气烃经压缩机一段进口分离罐后进入烃压缩机，烃压缩机共四段，一段出口气烃冷却后进入一段出口分离罐，在一段出口分离罐内气烃去压缩机二段，分离罐下部液相分为上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回一段进口分离罐，最后返回急冷塔；二段出口气烃冷却后进入二段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔；三段出口气烃冷却后进入三段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔；顶部气体先经水洗塔洗涤冷却脱除醇类有机氧化物，再经碱洗塔除去CO2、有机酸酸性气体，然后进入压缩机四段；水洗塔底的水送至甲醇回收塔，回收其中的甲醇和二甲醚返回MTP反应器重新利用；甲醇回收塔塔底的工艺水，经冷却后大部分循环至水洗塔作为洗涤剂，其余作为工艺废水送污水处理系统；
烃压缩机各段的液烃汇集至压缩机四段出口分离罐，压缩机四段出口分离罐的液相部分经过低压蒸汽加热后送至脱丁烷塔，气相部分去往脱丙烷塔；
脱丁烷塔塔顶得到碳四组分，送至脱丙烷塔，塔底得到的碳五及以上组分送至脱已烷塔进一步处理；
脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，脱己烷塔塔釜出料为汽油副产品；
脱丙烷塔塔顶出料经过丙烯冷剂冷却后去往气态烃干燥器，干燥后去往脱乙烷塔，脱丙烷塔塔釜出料部分去往氧化抽提塔，部分作为C4循环返回反应器；
脱乙烷塔顶和脱乙烷塔压缩机之间设置脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐；脱乙烷塔顶出料经过脱乙烷塔压缩机增压后，用C3冷剂冷却后送至脱乙烷塔压缩机出口分离罐；脱乙烷塔压缩机出口分离罐罐顶的气相甲烷氢进入油吸收塔，罐底的液相C2部分作为循环料返回MTP反应器，其余部分进入油吸收塔；脱乙烷塔塔釜出料去往丙烯塔；
氧化抽提塔塔顶出料去往DME脱除塔，氧化抽提塔塔釜水相返回至甲醇回收塔；
丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品，丙烯塔塔底丙烷少部分补充油吸收塔的吸收溶剂，其余部分送往界区；
油吸收塔塔顶设置油吸收塔冷凝器，油吸收塔塔釜出料去往解析塔，解析塔塔釜出料为用于溶剂吸收的循环丙烷，塔顶的出料去往乙烯塔。
进一步地，脱丁烷塔的操作压力为2.15～2.55MPa，脱己烷塔的操作压力为0.20～0.60MPa，脱丙烷塔操作压力为2.00～2.40MPa，丙烯塔操作压力为2.00～2.40MPa，解析塔的操作压力为1.85～2.25MPa，油吸收塔操作压力为2.7～3.1Mpa，氧化物抽提塔操作压力为2.00～2.4MPa，DME脱除塔操作压力为0.65～1.05MPa。
进一步地，DME脱除塔塔顶气相用循环水冷凝，DME脱除塔塔底用急冷水作再沸器热源；丙烯塔塔顶气相用循环水冷凝，丙烯塔塔底用急冷水作再沸器热源。
进一步地，油吸收塔冷凝器采用不低于-60℃的丙烯作为冷剂，油吸收塔设置中段回流，油吸收塔中部抽出一股物流，经过丙烯冷剂冷凝至不低于-50℃后返回油吸收塔。
进一步地，油吸收塔采用循环丙烷作吸收溶剂。
为达到上述目的，本发明还提供了一种MTP装置的新型分离工艺，包括以下步骤：
(1)MTP反应气通过预急冷塔和急冷塔急冷，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分别加以处理，预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器；
(2)急冷后的反应气通过烃压缩机增压，在压缩三段进行水洗、碱洗处理，压缩四段出口的气相去往脱丙烷塔，液相去往脱丁烷塔，烃压缩机各段段间分离罐的水相返回急冷塔，烃相经过增压后送往压缩机四段出口分离罐；
(3)脱丁烷塔顶出料去往脱丙烷塔，脱丁烷塔塔釜出料进入脱己烷塔；脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产；脱丙烷塔塔顶出料经过干燥后去往脱乙烷塔，塔釜C4组分部分作为循环物料返回反应器，其余部分经过提纯处理获得合格的C4产品；脱乙烷塔顶出料经过增压冷却后进入脱乙烷塔压缩机出口分离罐，全部气相和部分液相C2进入油吸收塔，其余液相C2做循环料返回MTP反应器；脱乙烷塔釜出料去往丙烯塔，丙烯塔塔顶出料经过产品保护床得到聚合级丙烯产品；
(4)油吸收塔中采用循环丙烷或C4作为吸收溶剂，塔顶获得不含C2的燃料气，塔釜出料去解析塔回收丙烷或C4溶剂，解析塔顶出料去往乙烯精馏塔获得乙烯副产品。
进一步地，脱丁烷塔的操作压力为2.15～2.55MPa，脱己烷塔的操作压力为0.20～0.60MPa，脱丙烷塔操作压力为2.00～2.40MPa，丙烯塔操作压力为2.00～2.40MPa，解析塔的操作压力为1.85～2.25MPa，油吸收塔操作压力为2.7～3.1Mpa，氧化物抽提塔操作压力为2.00～2.4MPa，DME脱除塔操作压力为0.65～1.05MPa。进一步地，DME脱除塔塔顶气相用循环水冷凝，DME脱除塔塔底用急冷水作再沸器热源；丙烯塔塔顶气相用循环水冷凝，丙烯塔塔底用急冷水作再沸器热源。
进一步地，油吸收塔冷凝器采用不低于-60℃的丙烯作为冷剂，油吸收塔设置中段回流，油吸收塔中部抽出一股物流，经过丙烯冷剂冷凝至不低于-50℃后返回油吸收塔。
进一步地，油吸收塔采用循环丙烷或C4作吸收溶剂。
本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，没有深冷冷箱、脱甲烷塔和乙烯压缩制冷压缩机，仅使用丙烯冷剂，其中所用的吸收溶剂都为系统内物料，无需额外外购吸收剂，且由于MTP装置乙烯副产品含量较低，因此油吸收所需的吸收溶剂也较少，节省了装置投资及运行成本。在MTP装置中，现运行装置中脱甲烷塔塔顶燃料气中乙烯含量为8wt％以内，本发明中油吸收塔塔顶燃料气中乙烯的含量不超过0.7wt％，采用本发明的工艺减少了燃料气中乙烯产品的损耗，提高了经济效益。
本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，将预急冷塔和急冷塔的急冷水分别加以处理，不仅可以更加合理的回收急冷水的余热，而且可以避免现有技术中将上述两股急冷水混合处理而带来的汽蚀问题。压缩三段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩四段可以减少对下游管道、设备腐蚀。设置了氧化物抽提塔和DME脱除塔，保证C4产品中不含氧化物，以便于C4的综合利用。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述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。
图1为丙烷作为吸收剂、设置油吸收塔中段回流和C4提纯的MTP反应气的分离工艺流程示意图；
图2为C4作为吸收剂、不设置油吸收中段回流和C4提纯的MTP反应气的分离工艺流程示意图。
附图1标记说明：1-预急冷塔；2-急冷塔；3-工艺水汽提塔；4-工艺蒸汽塔；5-甲醇回收塔6-压缩机一段吸入罐；7-压缩机一段；8-压缩机二段吸入罐；9-压缩机二段；10-压缩机三段吸入罐；11-压缩机三段；12-水洗塔进料分离罐；13-水洗塔；14-碱洗塔；15-压缩机四段；16-压缩机四段出口分离罐；17-脱丙烷塔；18-气态烃干燥器；19-脱乙烷塔；20-脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐；21-脱乙烷塔压缩机；22-脱乙烷塔压缩机出口分离罐；23-油吸收塔；24-油吸收塔顶冷凝器；25-油吸收塔中冷器；26-解析塔；27-乙烯塔；28-氧化物抽提塔；29-DME脱除塔；30-脱丁烷塔；31-脱己烷塔；32-丙烯塔；33-脱己烷塔；32-丙烯塔；34-聚凝器；35-离子交换器；A-MTP反应器产品；B-反应蒸汽；C-燃料气；D-乙烯产品；E-乙烷；F-不凝气；G-DME保护床；H-丙烯产品；I-丙烷；J-汽油产品；K-汽油稳定剂；L-C4产品；M-C5/C6循环；N-C4循环；O-C2循环；P-工艺废水；Q-循环甲醇；R-甲醇；S-丙烷补充；T-DME去反应区。
具体实施方式
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。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有付出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
图1为丙烷作为吸收剂、设置油吸收塔中段回流和C4提纯的MTP反应气的分离工艺流程示意图；以下结合图1对本发明的实施例1进行详细说明。
如图1所示，从MTP反应器得出的反应气体约190℃，先进入预急冷塔用预急冷水洗涤，温度降至约50℃后进入急冷塔，冷却至约40℃，然后送至压缩单元进行压缩。预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，将急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经聚凝、气提、离子交换净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器。
从急冷塔顶部出来的气烃经压缩机一段进口分离罐后进入烃压缩机，烃压缩机共四段，一段出口气烃冷却至约50℃后进入一段出口分离罐，在一段出口分离罐内气烃去压缩机二段，分离罐下部液相分为上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回一段进口分离罐，最后返回急冷塔。二段出口气烃冷却至约50℃后进入二段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。三段出口气烃冷却至约50℃后进入三段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。顶部气体先经水洗塔洗涤冷却到约40℃脱除醇类等有机氧化物，再经碱洗塔除去CO2、有机酸等酸性气体，然后进入压缩机四段。水洗塔底的水送至甲醇回收塔，回收其中的甲醇和二甲醚(DME)返回MTP反应器重新加以利用。甲醇回收塔塔底的工艺水，经冷却后大部分循环至水洗塔作为洗涤剂，其余作为工艺废水送污水处理系统。
压缩各段的液烃汇集至压缩机四段出口分离罐，该罐的液相部分经过低压蒸汽加热后送至脱丁烷塔，气相部分去往脱丙烷塔。
脱丁烷塔塔顶得到碳四组分，送至脱丙烷塔，塔底产物主要为碳五及以上组分，送至脱已烷塔进一步处理，脱丁烷塔操作压力为2.35MPa。
脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产，脱己烷塔操作压力为0.40MPa。
脱丙烷塔塔顶出料经过丙烯冷剂冷却后去往气态烃干燥器，干燥后去往脱乙烷塔，塔釜出料部分去往氧化抽提塔，部分作为C4循环返回反应器。脱丙烷塔采用常规精馏，由于MTP反应器的催化剂在反应末期转化率降低，DME含量超标，因此在反应末期引入甲醇作为吸收溶剂脱除塔顶DME。脱丙烷塔操作压力为2.20MPa。
脱乙烷塔顶和脱乙烷塔压缩机之间设置脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐，该罐的目的在于保持脱乙烷塔压缩机的平稳运行且不让液滴夹带进入压缩机。塔顶出料经过脱乙烷塔压缩机增压至3.1Mpa后，用C3冷剂冷却送-37℃后送至脱乙烷塔压缩机出口分离罐。分离罐罐顶的气相甲烷氢进入油吸收塔，分离罐底的液相C2部分作为循环料返回MTP反应器，其余部分进入油吸收塔。脱乙烷塔塔釜出料去往丙烯塔。
氧化抽提塔塔顶出料去往DME脱除塔，塔釜水相返回至甲醇回收塔。DME脱除塔为常规精馏，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
丙烯塔塔顶得到聚合级丙烯产品，纯度为99.6wt％，塔底丙烷少部分补充油吸收塔吸收溶剂，其余部分送往界区，丙烯塔操作压力为2.20MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
油吸收塔采用循环丙烷作吸收溶剂，塔顶设置油吸收塔冷凝器，采用-41℃的丙烯作为冷剂。另外设置中段回流，油吸收塔中部抽出一股物流，经过-41℃丙烯冷剂冷凝至-37℃后返回油吸收塔。油吸收塔操作压力为2.9Mpa，塔顶燃料气中乙烯的含量控制在0.6wt％以内。油吸收塔塔釜出料去往解析塔，解析塔塔釜出料为用于溶剂吸收的循环丙烷，塔顶的出料去往乙烯塔。解析塔操作压力为2.05MPa。
乙烯塔塔顶得到聚合级乙烯产品，纯度为99.95wt％，塔釜得到乙烷。乙烯塔操作压力为1.8MPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
图2为C4作为吸收剂、不设置油吸收中段回流和C4提纯的MTP反应气的分离工艺流程示意图。以下结合图2对本发明的实施例2进行详细说明。
如图2所示，从MTP反应器得出的反应气体约190℃，先进入预急冷塔用预急冷水洗涤，温度降至约50℃后进入急冷塔，冷却至约40℃，然后送至压缩单元进行压缩。预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，将急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经聚凝、气提、离子交换净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器。
从急冷塔顶部出来的气烃经压缩机一段进口分离罐后进入烃压缩机，烃压缩机共四段，一段出口气烃冷却至约50℃后进入一段出口分离罐，在一段出口分离罐内气烃去压缩机二段，分离罐下部液相分为上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回一段进口分离罐，最后返回急冷塔。二段出口气烃冷却至约50℃后进入二段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。三段出口气烃冷却至约50℃后进入三段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。顶部气体先经水洗塔洗涤冷却到约40℃脱除醇类等有机氧化物，再经碱洗塔除去CO2、H2S等酸性气体，然后进入压缩机四段。水洗塔底的水送至甲醇回收塔，回收其中的甲醇和二甲醚(DME)返回MTP反应器重新加以利用。甲醇回收塔塔底的工艺水，经冷却后大部分循环至水洗塔作为洗涤剂，其余作为工艺废水送污水处理系统。
压缩各段的液烃汇集至压缩机四段出口分离罐，该罐的液相部分经过低压蒸汽加热后送至脱丁烷塔，气相部分去往脱丙烷塔。
脱丁烷塔塔顶得到碳四组分，送至脱丙烷塔，塔底产物主要为碳五及以上组分，送至脱已烷塔进一步处理，脱丁烷塔操作压力为2.35MPa。
脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产，脱己烷塔操作压力为0.40MPa。
脱丙烷塔塔顶出料经过丙烯冷剂冷却后去往气态烃干燥器，干燥后去往脱乙烷塔，塔釜出料部分作为C4循环返回反应器，其余部分作为C4产品送往界区。脱丙烷塔操作压力为2.20MPa。
脱乙烷塔顶和脱乙烷塔压缩机之间设置脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐，该罐的目的在于保持脱乙烷塔压缩机的平稳运行且不让液滴夹带进入压缩机。塔顶出料经过脱乙烷塔压缩机增压至3.1Mpa后，用C3冷剂冷却送-37℃后送至脱乙烷塔压缩机出口分离罐。分离罐罐顶的气相甲烷氢进入油吸收塔，分离罐底的液相C2部分作为循环料返回MTP反应器，其余部分进入油吸收塔。脱乙烷塔塔釜出料去往丙烯塔。
丙烯塔中脱除DME，塔顶得到聚合级丙烯产品，纯度为99.6wt％，塔底丙烷少部分补充油吸收塔吸收溶剂，其余部分送往界区，丙烯塔操作压力为2.20MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
油吸收塔采用C4吸收溶剂，塔顶设置油吸收塔冷凝器，采用-41℃的丙烯作为冷剂。油吸收塔操作压力为2.9Mpa，塔顶燃料气中乙烯的含量控制在0.7wt％以内。油吸收塔塔釜出料去往解析塔，解析塔塔釜出料为用于溶剂吸收的C4，塔顶的出料去往乙烯塔。解析塔操作压力为2.05MPa。
乙烯塔塔顶得到聚合级乙烯产品，纯度为99.95wt％，塔釜得到乙烷。乙烯塔操作压力为1.8MPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
与现有技术相比，本发明的能耗低、投资少、物料回收率高并且操作简单运行可靠。
以下为本发明的用于MTP装置的新型分离工艺实施例，该工艺包括以下步骤：
(1)MTP反应气通过预急冷塔和急冷塔急冷，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分别加以处理，预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器。
(2)急冷后的反应气通过压缩机增压，在压缩三段进行水洗、碱洗处理，压缩四段出口的气相去往脱丙烷塔，液相去往脱丁烷塔，压缩机各段段间分离罐的水相返回急冷塔，烃相经过增压后送往压缩机四段出口分离罐。
(3)脱丁烷塔顶出料去往脱丙烷塔，塔釜出料进入脱己烷塔。脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产。脱丙烷塔塔顶出料经过干燥后去往脱乙烷塔，塔釜C4组分部分作为循环物料返回反应器，其余部分经过提纯处理获得合格的C4产品。脱乙烷塔顶出料经过增压冷却后进入脱乙烷塔压缩机出口分离罐，全部气相和部分液相C2进入油吸收塔，其余液相C2做循环料返回MTP反应器。脱乙烷塔釜出料去往丙烯塔，丙烯塔塔顶出料经过产品保护床得到聚合级丙烯产品。
(4)油吸收塔中采用循环丙烷或C4作为吸收溶剂，塔顶获得不含乙烯的燃料气，塔釜出料去解析塔回收丙烷或C4溶剂，解析塔顶出料去往乙烯精馏塔获得乙烯副产品。
步骤(1)中所述的净化处理包括聚凝、气提和离子交换的步骤。
步骤(2)中所述的水洗塔、碱洗塔操作压力范围为0.85～1.25MPa，优选1.05MPa。
步骤(3)中所述的提纯处理指的是脱丙烷塔塔釜部分C4经过氧化物抽提塔，去除从上游来的DME以及脱丙烷塔顶注入的甲醇。氧化抽提塔塔顶出料去往DME脱除塔，经过精馏保证C4产品不含DME。当脱丙烷塔中DME含量较低时，可以不设提纯处理。氧化物抽提塔的操作压力范围2.00～2.40Mpa，优选2.20Mpa。DME脱除塔的操作压力范围0.65～1.05Mpa，优选0.85Mpa。
步骤(3)中所述脱丙烷塔操作压力范围为2.00MPa～2.40MPa，优选2.20MPa。所述脱丙烷塔采用常规精馏，当DME含量较高时，可引入甲醇作为吸收溶剂脱除塔顶DME。
步骤(3)中所述的脱乙烷塔，塔顶进入油吸收塔的气烃用丙烯冷剂冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源，脱乙烷塔操作压力范围为1.65～2.05MPa，优选1.85MPa。
步骤(3)中所述的脱丁烷塔，塔操作压力范围为2.15～2.55MPa，优选2.35MPa。
步骤(3)中所述的脱己烷塔，塔操作压力范围为0.20～0.60MPa，优选0.40MPa。
步骤(3)中所述的丙烯塔，塔顶经过产品保护床脱除DME得到聚合级丙烯，所述丙烯塔操作压力范围为2.00～2.40MPa，优选2.20MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
步骤(4)中所述的油吸收塔，可按普通精馏塔设计不设油吸收塔中冷器，也可以设置中冷器以降低能耗。油吸收塔操作压力范围为2.7～3.1MPa，优选2.9MPa，油吸收塔顶冷凝器采用不低于-60℃冷剂作为冷却介质，优选-41℃丙烯冷剂，塔顶吸收溶剂采用不低于-60℃的丙烷或C4作为顶部回流，优选-41℃丙烷或C4，塔中冷凝器采出不低于-60℃的混合物料作为中段回流，优选-37℃混合物料。油吸收塔塔顶燃料气中乙烯的含量不超过0.7wt％。
步骤(4)所述的解析塔，塔操作压力范围为1.85～2.25MPa，优选2.05MPa，由于油吸收塔顶会夹带少量吸收溶剂，因此需要从装置内补充吸收溶剂。
步骤(4)所述的乙烯精馏塔，塔压力范围为1.55～1.95MPa，优选1.75MPa。塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，没有深冷冷箱、脱甲烷塔和乙烯压缩制冷压缩机，仅使用丙烯冷剂，其中所用的吸收溶剂都为系统内物料，无需额外外购吸收剂，且由于MTP装置乙烯副产品含量较低，因此油吸收所需的吸收溶剂也较少，节省了装置投资及运行成本。在MTP装置中，现运行装置中脱甲烷塔塔顶燃料气中乙烯含量为8wt％以内，本发明中油吸收塔塔顶燃料气中乙烯的含量不超过0.7wt％，采用本发明的工艺减少了燃料气中乙烯产品的损耗，提高了经济效益。
本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，将预急冷塔和急冷塔的急冷水分别加以处理，不仅可以更加合理的回收急冷水的余热，而且可以避免现有技术中将上述两股急冷水混合处理而带来的汽蚀问题。压缩三段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩四段可以减少对下游管道、设备腐蚀。设置了氧化物抽提塔和DME脱除塔，保证C4产品中不含氧化物，以便于C4的综合利用。
本领域普通技术人员可以理解：附图只是一个实施例的示意图，附图中的模块或流程并不一定是实施本发明所必须的。
本领域普通技术人员可以理解：实施例中的装置中的模块可以按照实施例描述分布于实施例的装置中，也可以进行相应变化位于不同于本实施例的一个或多个装置中。上述实施例的模块可以合并为一个模块，也可以进一步拆分成多个子模块。
最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述实施例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同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明实施例技术方案的精神和范围。

Claims (5)

1.一种MTP装置的新型分离工艺，其特征在于，包括以下步骤：
(1)MTP反应气通过预急冷塔和急冷塔急冷，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分别加以处理，预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器；
(2)急冷后的反应气通过烃压缩机增压，在压缩三段进行水洗、碱洗处理，压缩四段出口的气相去往脱丙烷塔，液相去往脱丁烷塔，烃压缩机各段段间分离罐的水相返回急冷塔，烃相经过增压后送往压缩机四段出口分离罐；
(3)脱丁烷塔顶出料去往脱丙烷塔，脱丁烷塔塔釜出料进入脱己烷塔；脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产；脱丙烷塔塔顶出料经过干燥后去往脱乙烷塔，塔釜C4组分部分作为循环物料返回反应器，其余部分经过提纯处理获得合格的C4产品；脱乙烷塔顶出料经过增压冷却后进入脱乙烷塔压缩机出口分离罐，全部气相和部分液相C2进入油吸收塔，其余液相C2做循环料返回MTP反应器；脱乙烷塔釜出料去往丙烯塔，丙烯塔塔顶出料经过产品保护床得到聚合级丙烯产品；
(4)油吸收塔中采用循环丙烷或C4作为吸收溶剂，塔顶获得不含C2的燃料气，塔釜出料去解析塔回收丙烷或C4溶剂，解析塔顶出料去往乙烯精馏塔获得乙烯副产品。
2.根据权利要求1所述的MTP装置的新型分离工艺，其特征在于，脱丁烷塔的操作压力为2.15～2.55MPa，脱己烷塔的操作压力为0.20～0.60MPa，脱丙烷塔操作压力为2.00～2.40MPa，丙烯塔操作压力为2.00～2.40MPa，解析塔的操作压力为1.85～2.25MPa，油吸收塔操作压力为2.7～3.1Mpa，氧化物抽提塔操作压力为2.00～2.4MPa，DME脱除塔操作压力为0.65～1.05MPa。
3.根据权利要求1所述的MTP装置的新型分离工艺，其特征在于，DME脱除塔塔顶气相用循环水冷凝，DME脱除塔塔底用急冷水作再沸器热源；丙烯塔塔顶气相用循环水冷凝，丙烯塔塔底用急冷水作再沸器热源。
4.根据权利要求1所述的MTP装置的新型分离工艺，其特征在于，油吸收塔冷凝器采用不低于-60℃的丙烯作为冷剂，油吸收塔设置中段回流，油吸收塔中部抽出一股物流，经过丙烯冷剂冷凝至不低于-50℃后返回油吸收塔。
5.根据权利要求1所述的MTP装置的新型分离工艺，其特征在于，油吸收塔采用循环丙烷或C4作吸收溶剂。
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