CN108017499B - 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法 - Google Patents

一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法 Download PDF

Info

Publication number
CN108017499B
CN108017499B CN201610942690.1A CN201610942690A CN108017499B CN 108017499 B CN108017499 B CN 108017499B CN 201610942690 A CN201610942690 A CN 201610942690A CN 108017499 B CN108017499 B CN 108017499B
Authority
CN
China
Prior art keywords
tower
depropanizer
temperature
selective hydrogenation
treatment
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201610942690.1A
Other languages
English (en)
Other versions
CN108017499A (zh
Inventor
邹弋
李春芳
李东风
王宇飞
过良
刘智信
张敬升
邵华伟
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry
Priority to CN201610942690.1A priority Critical patent/CN108017499B/zh
Publication of CN108017499A publication Critical patent/CN108017499A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN108017499B publication Critical patent/CN108017499B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/11—Purification; Separation; Use of additives by absorption, i.e. purification or separation of gaseous hydrocarbons with the aid of liquids
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/40—Ethylene production

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明涉及甲醇制烯烃反应产物的分离应用领域，公开了一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法。该方法包括将甲醇制烯烃反应产物通入压缩单元中进行压缩处理；将压缩处理得到的气相进行冷却；在吸收剂存在下，将冷却后得到的气液两相在脱甲烷塔中进行脱甲烷处理；将脱甲烷处理得到的塔釜产物在第一脱丙烷塔中进行脱丙烷处理；其中，所述吸收剂是以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，经组分调整所得到的C4烃含量大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物的烃类混合物。该方法通过控制吸收剂中C4烃的含量，有利于在提高脱甲烷塔的操作温度、降低脱丙烷塔的操作温度。

Description

一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法
技术领域
本发明涉及甲醇制烯烃反应产物的分离应用领域，具体地，涉及一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法。
背景技术
国民经济对乙烯和丙烯的大量需求主要依赖石油，使我国石油年均消费量提高至5亿吨以上。2014年，我国年产乙烯量已经增加到1700多万吨。我国能源结构以煤为主，煤炭长期作为我国基础能源和重要化工原料。以煤制烯烃技术为代表的现代煤化工无疑为国民经济和社会发展提供了重要支撑，也是保障了国家能源安全的需要。
甲醇制烯烃成套技术由反应技术和分离技术组成。反应技术以催化剂研制和反应器开发设计为核心；分离技术则以反应产物为原料，经杂质脱除、压缩、分离等过程生产聚合级的乙烯和丙烯产品，其核心是杂质脱除和分离流程的开发和设计。
从甲醇制烯烃(MTO/DMTO)产品气中得到聚合级乙烯和丙烯的分离工艺一般分为四个单元：压缩单元、脱除杂质单元、冷分离单元和热分离单元。其中，压缩单元主要任务是将(MTO/DMTO)产品气提高至后续工艺所需压力。脱除杂质单元主要任务是脱除(MTO/DMTO)产品气中未反应原料如甲醇，中间反应产物如二甲醚(DME)，酸性气体如二氧化碳、NOx等，根据所需操作条件不同可以在压缩机段间经水洗、碱洗等操作除去其中部分杂质。冷分离单元是在0℃以下的温度区间的分离单元，如脱甲烷、脱乙烷和乙烯精馏等过程。热分离工艺是在0℃以上的温度区间的分离单元，包括脱丙烷、丙烯精馏等过程。
杂质中的轻质组分甲烷的去除是得到高纯度聚合级乙烯的关键。现阶段比较普遍的方法是深冷分离法和吸收分离法。专利申请CN200810201217.3公开了一种MTO/MTP反应产物中轻烃产品的分离方法，该方法采用乙烷作为吸收剂先后经过吸收塔和脱甲烷塔两级吸收过程排除产品中的轻质组分，冷却温度约为-65℃，最后通过精馏可以得到90％-99.99％的乙烯。使用乙烷作为吸收剂所需要的吸收温度较低，工程应用中需要-100℃的乙烯冷冻压缩机，甚至-135℃的甲烷压缩机提供冷量，提高了设备的投资且增加了能耗。
专利申请CN201110279313.1公开了一种低碳烃类分离及甲醇制烯烃(M-OS/MTO)气体分离工艺流程，该方法采用前脱甲烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔塔釜流出物作为吸收剂吸收产品气体中的C2和C3组分，将甲烷等轻质馏分从产品气中分离。该方法需要在-40℃左右的温度脱甲烷，且该方法是前脱乙烷。
专利申请CN201310216950.3公开了一种从MTO/DMTO产品气中回收乙烯的系统及方法，该方法在脱甲烷塔之后增设冷量回收器，降低了系统能耗，且乙烯回收率大于99.7％，但是需要冷箱，能耗较大。
专利申请WO2009/015507公开了一种甲醇裂解气分离制备聚合级低碳烯烃的方法，该方法利用吸收分离的方法脱除甲烷，但是工艺最低温度为-91℃左右，能耗也较大。
上述专利文献中公开的方法脱甲烷过程均在0℃以下进行，且均是前脱乙烷或者丙烷，因此，会导致甲烷和其他轻烃如乙烷、乙烯和丙烯等容易与水形成烃类水合物，这类水合物在0℃以下容易使阀门和管路发生冻堵的现象，并且上述各方法的能耗也较大。
发明内容
本发明的目的是提供一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法，以提高脱甲烷塔的操作温度、降低脱丙烷塔的操作温度。
为了实现上述目的，本发明提供一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法，该方法包括：(1)将甲醇制烯烃反应产物通入压缩单元中进行压缩处理，使得经压缩处理得到的气相压力为3.2-6.0MPa；(2)将压缩处理得到的气相进行冷却，冷却至温度为10-40℃；(3)在吸收剂存在下，将冷却后得到的气液两相在脱甲烷塔中进行脱甲烷处理，所述脱甲烷处理的条件包括：脱甲烷塔理论板数为20-60块，操作压力为2.5-5.8MPa，塔顶温度为10-40℃，塔釜温度为40-150℃；(4)将脱甲烷处理得到的塔釜产物在第一脱丙烷塔中进行脱丙烷处理；其中，所述吸收剂是以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，经组分调整所得到的C4烃含量大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物的烃类混合物。
同时，在本发明中还提供了一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，该综合利用系统包括沿物流的流动方向依次设置急冷单元、压缩单元和分离单元，所述分离单元包括脱甲烷塔、第一脱丙烷塔和脱丁烷塔，所述第一脱丙烷塔的进料口与所述脱甲烷塔的塔釜出料口相连，所述第一脱丙烷塔的塔釜出料口分别与所述脱甲烷塔的吸收剂进料口和所述脱丁烷塔的进料口相连，其中，在所述第一脱丙烷塔的塔釜出料口与所述脱甲烷塔的吸收剂进料口之间的流路上设置有用于调整物流中C4组分含量的物流组分调整结构。
本发明的甲醇制烯烃(MTO/DMTO)反应产物的综合利用系统和综合利用方法具有以下优点：
(1)通过以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料配制的烃类混合物作为吸收剂用于脱甲烷处理，有利于降低吸收剂的成本；
(2)通过以第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，并提高其中C4烃的含量，有利于提高脱甲烷塔的操作温度，在10℃以上的操作温度区间脱除甲醇制烯烃(MTO/DMTO)产品气体中的甲烷及轻质馏分，有效抑制了水和烃类形成水合物；
(3)通过提高吸收剂中C4烃含量，使其大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物中C4烃含量，有利于降低脱丙烷塔的的操作温度，抑制甲醇制烯烃反应产物中二烯烃和炔烃的聚合，避免管道堵塞；
(4)本发明方法在甲醇制烯烃反应产物的分离流程中全程温度不低于-35℃，不需要使用乙烯制冷机组，材料可选用一般的低温碳钢，能耗低、节省投资；
(5)本发明的方法可以得到纯度很高的聚合级乙烯和丙烯产品，其中产品乙烯的纯度高于99.9％，产品丙烯的纯度高于99.5％。烯烃回收率可达99.5％以上。
(6)本发明的干燥过程不需要放置在压缩单元出口，只需要对脱丙烷塔塔顶流出物进行干燥处理，避免了对压缩单元出口液相凝液进行干燥，大幅度减小了干燥过程处理量，随之大幅度降低了公用工程氮气的消耗量和能耗。本方法将脱甲烷过程转为热分离过程有利于换热网络优化，不需要投入-40℃及以下的冷剂。具有投资少，物流回收率高等特点。
本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1为根据本发明一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统的结构示意图；
图2为根据本发明一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统中分离单元的结构示意图；
图3为根据本发明另一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统中分离单元的结构示意图；
图4为根据本发明再一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统中分离单元的结构示意图；
图5为根据本发明另一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统的结构示意图；
图6为根据本发明再一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统的结构示意图；
图7为根据本发明一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统中C4选择性加氢单元的结构示意图；
图8为根据本发明另一种实施方式中的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统中C4选择性加氢单元的结构示意图。
附图标记说明
100为甲醇制烯烃反应器单元、110为急冷单元、120为含氧化合物汽提单元、210为第一压缩机组、220为水洗单元、230为碱洗单元、240为第二压缩机组、300为分离单元、301为脱甲烷塔、302为第一脱丙烷塔、303为第二脱丙烷塔、304为脱乙烷塔、304为乙烯精馏塔、306为丙烯精馏塔、307为脱丁烷塔、308为变压吸附制氢器、400为C4选择性加氢单元、401为(第一)C4选择性加氢反应器、402为第二C4选择性加氢反应器、500为催化裂解制丙烯单元；600为MTBE1-丁烯精制单元。
具体实施方式
以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
甲醇制烯烃(MTO/DMTO)反应器的反应气本身带有大量饱和水，而且脱除杂质过程常用到碱洗和水洗等操作，这使得分离过程的物流中含有大量饱和水。现有的脱甲烷过程的操作温度在0℃以下，操作压力大于2.0MPa。这种条件下，甲烷和其他轻烃如乙烷、乙烯和丙烯等容易与水形成烃类水合物，这类水合物在0℃以下容易使阀门和管路发生冻堵现象。所以，一般在甲醇制烯烃(MTO/DMTO)反应气经过压缩单元后需要干燥处理才进入后续分离单元。选择在压缩单元出口端干燥原料气体是由于传统的甲醇制烯烃产品气的分离工艺一般是从脱乙烷过程开始。首先将乙烷和更轻组分从原料气中分离，这种情况下使得甲烷、一氧化碳、氮气等气质组分需要在后续的分离过程中从产品气中相对轻质的乙烯、乙烷中脱除，而这一过程是在0℃以下的冷分离过程中完成的，所以必须要在压缩单元出口端除去饱和水。
经过干燥和压缩的产品气先脱乙烷的另一个问题是不利于换热网络的优化。因为一般脱乙烷塔的操作压力为2.5MPa左右，塔顶操作温度为-20℃左右，塔釜操作温度为65℃左右。脱乙烷塔塔顶流出物体进入冷分离单元开始脱乙烯和脱甲烷过程，塔釜液体进入热分离单元开始脱丙烷过程。脱乙烯和脱甲烷的冷分离过程的压力一般在2.3MPa左右，操作温度为-35℃及以下。为了避免深冷过程需要用到脱丙烷塔的塔釜流出物作为吸收剂。脱丙烷塔的操作压力为1.5MPa左右，塔顶操作温度为45℃左右，塔釜操作温度为90℃左右。所以，系统需要将90℃左右脱丙烷塔的塔釜流出物冷却至-35℃以下温度的温度范围。而热分离单元内的需要加热的物流与脱丙烷塔塔釜流出物的温差较小，不利于热量回收利用，并且需要投入大量冷量。
为了解决上述技术问题，在本发明中提供了一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法，该方法包括：(1)将甲醇制烯烃反应产物通入压缩单元中进行压缩处理，使得经压缩处理得到的气相压力为3.2-6.0MPa；(2)将压缩处理得到的气相进行冷却，冷却至温度为10-40℃；(3)在吸收剂存在下，将冷却后得到的气液两相在脱甲烷塔中进行脱甲烷处理，所述脱甲烷处理的条件包括：脱甲烷塔理论板数为20-60块，操作压力为2.5-5.8MPa，塔顶温度为10-40℃，塔釜温度为40-150℃；(4)将脱甲烷处理得到的塔釜产物在第一脱丙烷塔中进行脱丙烷处理；其中，所述吸收剂是以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，经组分调整所得到的C4烃含量大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物的烃类混合物。所述吸收剂中C4烃含量大于40摩尔％，优选大于60摩尔％，更优选大于80摩尔％，特别优选大于90摩尔％。
本发明中的压力指的是绝压。
本发明所提供的上述综合利用方法通过以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料配制的烃类混合物作为吸收剂用于脱甲烷处理，有利于降低吸收剂的成本；通过以第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，并提高其中C4烃的含量，有利于提高脱甲烷塔的操作温度，在10℃以上的操作温度区间脱除甲醇制烯烃(MTO/DMTO)产品气体中的甲烷及轻质馏分，有效抑制了水和烃类形成水合物；通过提高吸收剂中C4烃含量，使其大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物中C4烃含量，有利于降低脱丙烷塔的的操作温度，抑制甲醇制烯烃反应产物中二烯烃和炔烃的聚合，避免管道堵塞；本发明上述方法在甲醇制烯烃反应产物的分离流程中全程温度不低于-35℃，不需要使用乙烯制冷机组，材料可选用一般的低温碳钢，能耗低、节省投资；本发明的方法可以得到纯度很高的聚合级乙烯和丙烯产品，其中产品乙烯的纯度高于99.9％，产品丙烯的纯度高于99.5％。烯烃回收率可达99.5％以上。
根据本发明所述的综合利用方法，通过以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物作为吸收剂就能够在一定程度上解决现有技术中所存在的技术问题，然而，在本发明中为了更好的降低脱丙烷塔的反应温度，以有效抑制脱丙烷塔中甲醇制烯烃反应产物中二烯烃和炔烃的聚合，优选在以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料的基础上，经组分调整配制C4烃含量大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物的烃类混合物作为吸收剂。在本发明中对于组分调整的方法可以没有特殊限定，只要能够实现对于物流中C4烃含量的调整即可。例如可以通过在第一脱丙烷塔的塔釜流出物中添加C4组分。优选情况下，为了降低成本，在不引入额外吸收剂的基础上，提高综合利用率，在本发明中提供以下几种优选方式：
在一种优选实施方式中，上述综合利用方法中步骤(4)还包括：将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理，所述吸收剂为所述第二脱丙烷塔的塔釜流出物。在这种情况下，通过设置第二脱丙烷塔对第一脱丙烷塔的塔釜流出物进行再次脱丙烷处理，有利于进一步降低物流中C2和C3组分，相应的增加C4组分，进而实现对吸收剂中C4烃含量的调整。
在上述实施方式中，对于第一脱丙烷塔和第二脱丙烷塔的结构和操作条件并没有特殊要求，只要第二脱丙烷塔适用于对第一脱丙烷塔的塔釜流出物进行再次脱丙烷处理即可。优选情况下，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为2.6-4.5MPa，塔顶温度为5-30℃，塔釜温度为80-150℃，优选80-130℃，更优选80-110℃；所述第二脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为0.3-1.2MPa，塔顶温度为15-60℃，塔釜温度为80-150℃，优选80-130℃，更优选80-110℃。
在另一种优选方式中，上述综合利用方法还包括：(5)将第一脱丙烷的塔釜流出物在脱丁烷塔中进行脱丁烷处理；所述吸收剂为所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物和所述脱丁烷塔的塔顶流出物的混合物。脱丁烷塔的塔顶流出物的主要成分为C4组分，将脱丁烷塔的塔顶流出物与第一脱丙烷塔的塔釜流出物混合，能够明显提高混合物中C4组分的含量，进而实现对吸收剂中C4烃含量的调整。
在上述实施方式中，对于第一脱丙烷塔和脱丁烷塔的结构和操作条件可以没有特殊要求，可以参照本领域所公知的常规结构和操作条件。优选情况下，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为1.5-3.5MPa，塔顶温度为10-50℃，塔釜温度为100-150℃；所述脱丁烷塔的操作压力为0.1-0.8MPa，塔顶温度为10-70℃，塔釜温度为60-130℃。
在另一种优选方式中，上述综合利用方法中步骤(4)中还包括：将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理；所述方法中还包括：(5)将第二脱丙烷的塔釜流出物在脱丁烷塔中进行脱丁烷处理；所述吸收剂为所述第二脱丙烷塔的塔釜流出物和所述脱丁烷塔的塔顶流出物的混合物。通过二次脱丙烷处理和脱丁烷塔塔顶流出物回流利用的联合实施，有利于进一步提高混合物中C4组分的含量，进而更好的实现对吸收剂中C4烃含量的调整。
在上述实施方式中，对于第一脱丙烷塔、第二脱丙烷塔和脱丁烷塔的结构和操作条件可以没有特殊要求，可以参照本领域所公知的脱丙烷塔和脱丁烷塔的的结构和操作条件，只要第二脱丙烷塔适用于对第一脱丙烷塔的塔釜流出物进行再次脱丙烷处理即可。优选情况下，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为2.6-4.5MPa，塔顶温度为5-30℃，塔釜温度为80-150℃，优选80-130℃，更优选80-110℃；所述第二脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为0.3-1.2MPa，塔顶温度为15-60℃，塔釜温度为80-150℃，优选80-130℃，更优选80-110℃；所述脱丁烷塔的操作压力为0.1-0.8MPa，塔顶温度为10-70℃，塔釜温度为60-130℃。
在上述实施方式中，第一脱丙烷塔和第二脱丙烷塔的塔釜温度均低于150℃，有利于抑制甲醇制烯烃反应产物中所含有二烯烃和炔烃，如乙烯基乙炔(VA)、乙基乙炔(EA)、1,3-丁二烯和戊二烯等组分发生聚合反应，避免再沸器结垢影响生产。
在上述实施方式中，在采用第一脱丙烷塔或第二脱丙烷塔的塔釜流出物作为吸收剂使用时，由于第一脱丙烷塔和第二脱丙烷塔的塔釜流出物温度较高，节流压差较大会造成热量损失，优选将第一脱丙烷塔和第二脱丙烷塔的塔釜流出物作为脱甲烷塔和(或)第一脱丙烷塔和(或)可选的第二脱丙烷塔的中间再沸器的热源使用，而后再逐级冷却至10℃～30℃的操作温度区间作为脱甲烷塔的吸收剂循环使用，而且将第一脱丙烷塔和第二脱丙烷塔的塔釜流出物作为脱甲烷塔和(或)第一脱丙烷塔和(或)可选的第二脱丙烷塔的中间再沸器的热源使用，还有利于换热网络优化。
在上述实施方式中，并不排除因为组成变化需要在脱丙烷塔加入阻聚剂的可能性。对于可以使用的阻聚剂可以没有特别限制，可以根据具体工况由本专业人员选用并确定具体用量，有效抑制甲醇制烯烃反应产物中二烯烃和炔烃的聚合。
在上述实施方式中，对吸收剂的用量没有特别要求，例如，吸收剂的用量与步骤(2)冷却后得到的气液两相的摩尔比可以为1:10至10:1，优选为1:5至5:1，更优选为1:4至4:1。所述气液两相是指所述甲醇制烯烃反应气依次经压缩处理和冷却之后得到的同时含有气相和液相的混合物。相应地，所述气液两相的摩尔量是指该混合物中气相物质和液相物质的总摩尔量。
在上述实施方式中，当所述吸收剂为所述第一脱丙烷塔或第二脱丙烷塔的塔釜流出物和所述脱丁烷塔的塔顶流出物的混合物时，所述脱丁烷塔的塔顶流出物与所述第一脱丙烷塔或第二脱丙烷塔的塔釜流出物的比例为0.01-1:1。
根据本发明所述的方法，其中，吸收剂的吸收温度越低吸收效果越好，即脱甲烷塔塔顶C2及更重组分损失越少，但是能耗越高，优选地，所述吸收剂的温度为10-30℃，最优选为15-20℃。
本发明中，甲醇制烯烃反应气可以为本领域各种常规的甲醇制烯烃反应气，例如可以含有氢气、氮气、氮氧化合物、一氧化碳、二氧化碳、二甲醚、水、甲烷、甲醇、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、丙二烯、正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、1,3-丁二烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、正戊烷、异戊烷、1-戊烯、正己烷、异己烷、己烯、苯、甲苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯和1,3,5-三甲基苯。其中，乙烯的含量可以为25-95摩尔％，丙烯的含量可以为5-49摩尔％，甲烷的含量可以为0-10摩尔％，氢气的含量可以为0-10摩尔％，其它组分的总含量可以为0-30摩尔％。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(1)中压缩处理的过程中还包括进行水洗的步骤。在甲醇制烯烃反应产物中含有一定量未反应的含氧化合物，如甲醇和二甲醚等，水洗处理可以除去原料气中所未反应的有机氧化物。一般采用除盐水从水洗塔塔顶喷入塔内与原料气体充分接触。根据操作压力不同，水洗过程有可能会吸收原料气中一部分烃类组分，因此，可以利用现有公知技术先回收其中大部分甲醇和DME后，通过汽提等方法回收其中的烃类物质，然后再将该烃类物质返回压缩单元。在本发明中对于水洗的方法可以没有特殊要求，参照本领域常规的工艺即可。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(1)中压缩处理的过程中还包括进行碱洗的步骤。在甲醇制烯烃反应产物中含有一定量的酸性气体，如硫化物和二氧化碳等。酸性气体一方面会对设备造成不必要的腐蚀，另一方面二氧化碳在低温下会造成设备的冻堵。碱洗过程可以有效去除反应产物中的酸性气体。一般采用碱液从碱洗塔塔顶喷入塔内与原料气体充分接触。碱洗塔有碱洗涤段和水洗段，碱洗塔塔顶流出物体进入压缩单元。在本发明中对于水洗和碱洗的方法可以没有特殊要求，参照本领域常规的工艺即可。
根据本发明，对于压缩处理的过程中水洗碱洗的顺序没有特别要求，当原料气中酸性气体较多时，可以先碱洗再水洗，当原料气中甲醇、二甲醚等较多时，可以先水洗再碱性。碱洗和水洗作为一个整体工艺与变压吸附制氢的顺序没有特别限定。优选情况下，所述碱洗和水洗在0.3-3.0MPa操作压力下进行。一般地，碱洗和水洗步骤可以在第1-3段压缩机段出口处进行。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(1)中压缩处理的过程中还包括进行含氧化合物气体的步骤。通常在压缩处理的过程中，压缩单元所形成的水相和水洗过程中所形成的洗脱水中必然会含有未反应的含氧化合物(甲醇和二甲醚)，为了能够便于水的循环利用，优选情况下，将压缩单元所形成的水相和水洗过程中所形成的洗脱水在含氧化合物汽提塔中进行汽提处理，以脱除循环水(包括水相和洗脱水)中的含氧化合物，并将汽提处理后的循环水输送至甲醇制烯烃反应单元和设置在压缩单元上游的急冷单元中循环使用。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(1)中经水洗和碱洗操作的反应气进入后续压缩单元，经2-3段压缩后压力增至3.0-5.5MPa。段间冷却温度在40℃左右，段间凝液逐级或直接返回压缩机1段吸入罐。压缩机1段吸入罐的凝液从罐底抽出送至或氧化物汽提塔。
本发明中，由于甲醇制烯烃(MTO/DMTO)反应气中含有大量饱和水，压缩机段间还需要进行碱洗和水洗等操作，随着压力的升高和冷却温度的降低可能会产生水相凝液，或者含有气相、水相和油相的三相排出物。其中气相组分是含有少量饱和水的烃类物质，水相是含有极少量烃类物质的水，油相为含有C2-C5较重组分的烃类物质。每段压缩机段产生水相可以返回上一段压缩机段的入口，并最终送入汽提塔回收烃类物质避免原料损失。压缩过程段间气体经冷却后产生的油相加压后可以进入脱丙烷塔，压缩机出口气体经冷却后所产生的油相可以进入脱甲烷塔。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(2)中冷却至温度为10-30℃，优选为15-20℃操作温度区间。冷却后的流出物进入气液分离罐，气相进入后续的脱甲烷塔中间位置，油相进入脱甲烷塔上部，冷却过程所产生水相逐级或直接返回压缩机1段吸入罐。其中，所用制冷剂可以为5℃左右的冷水，冷水可以由溴化锂吸收式制冷机提供。而溴化锂制冷机采用的是吸收制冷工艺，以工厂的废热蒸汽为热源，具有能耗低的优点。
根据本发明，上述综合利用方法中步骤(3)中脱甲烷塔可以分为吸收段和提馏段。吸收段的作用是吸收气相中的C2及更重组分，降低塔顶甲烷等轻质组分中的C2组分含量，优选地，脱甲烷塔吸收段可以增加中间冷却器以保证吸收效果，更优选地，中间冷却器的温度为10-30℃，最优选为15-20℃。提馏段的作用是控制塔釜流出物中的甲烷含量，甲烷含量越低越有利于保证最终制得的乙烯产品的纯度。但是，随着脱甲烷塔塔釜甲烷含量降低塔釜温度随之升高，塔顶损失的C2及更重组分也随之增加，优选塔釜流出物中甲烷含量控制在1-10000ppm。
根据本发明，上述综合利用方法中步骤(3)还包括将所述脱甲烷塔的塔顶流出物在变压吸附制氢单元中进行变压吸附制氢处理。通常在脱甲烷塔塔顶流出物中一般富含氢气，氢气是重要的化工原料。该塔顶流出物可以进入变压吸附制氢单元(PSA)中回收氢气。但是甲醇制烯烃反应产物中的轻组分相对含量较低，本领域专业技术人员可以根据经济性考虑是否设置PSA系统。PSA系统可以由已经实现工业化的公知技术提供，得到纯度为99％～99.999％的氢气。优选情况下，所述变压吸附制氢处理的条件包括：吸附压力为1.0-4.0MPa，脱附压力为0.1-2.0MPa，优选地，吸附压力为1.5-3.0MPa，脱附压力为0.1-1.0MPa。
根据本发明，上述综合利用方法中还包括：(6)将脱丙烷处理的塔顶流出物在脱乙烷塔中进行脱乙烷处理；其中对于脱乙烷处理的条件可以没有特殊要求，参照本领域所公知的常规条件即可。优选情况下，所述脱乙烷处理的条件包括：脱乙烷塔理论板数为25-120块，操作压力为1.0-3.0MPa，塔顶温度为-30℃至-10℃，塔釜温度为50-80℃，从而能够进一步提高最终分离得到的乙烯和丙烯的回收率。该冷却可以通过乙烯精馏回收过程中产生的冷量进行，以便于进一步降低能耗。
根据本发明，上述综合利用方法中脱乙烷塔能够清晰分离C2和C3馏分，塔顶流出物为乙烷和乙烯进入后续的乙烯精馏塔，塔釜流出物为丙烷和丙烯进入后续的丙烯精馏塔。脱乙烷塔清晰分离C2和C3组分是指：脱乙烷塔塔顶流出物中丙烯的摩尔含量不高于0.5％，优选不高于0.3％，更优选不高于0.1％脱乙烷塔能够清晰分离C2和C3组分，通过控制脱乙烷塔的条件在上述优选范围内，可以使得脱乙烷塔塔顶流出物中丙烯的摩尔含量不高于0.5％，优选不高于0.1％。
根据本发明，脱乙烷处理过程为冷分离过程，即需要在0℃以下的温度区间(-30℃至-10℃)进行操作。因此第一脱丙烷塔塔顶流出物在进入后续脱乙烷塔前需要进行干燥，去除该流出物中的水分，避免造成后续工况的管道冻堵。优选所述步骤(6)中将脱丙烷处理的塔顶流出物干燥后冷却至-10℃至30℃再进行脱乙烷处理。本发明中干燥器没有特别要求，可以根据实际工况由本专业技术人员选用，其可以采用分子筛干燥系统干燥方法，具体方法可以包括：干燥器需要一开一备交替运行，交替运行时先前运行的一台需要进行再生操作。再生操作时，需要将氮气经过高压蒸汽加热后用来对干燥剂进行再生。干燥过程气体压力只产生少量压降，一般不超过200kPa。干燥后的物流要求水含量低于100ppm，优选低于10ppm，更有选低于1ppm。
根据本发明，上述综合利用方法还包括：(7)将脱乙烷塔的塔顶流出物依次进行加氢和(在乙烯精馏塔进行)乙烯精馏，根据工艺需求选择通过常规方法或者中间采出法从乙烯精馏塔的塔顶和/或中部得到乙烯。由于脱乙烷塔送入乙烯精馏塔的物流中可能还存在一定量的甲烷，优选采用中间采出法，从而能够获得聚合级乙烯产品，当采用中间采出法时，乙烯精馏塔釜产物为乙烷，乙烯从塔釜的中部即侧面采出，一般采出位置可以选择从上往下计数第2块至8块塔板。相应地，上述乙烯精馏塔的中部指的是从乙烯精馏塔的从上往下计数第2块至8块塔板的位置。此外，优选将乙烯精馏塔顶流出物返回压力相近的压缩机段。当采用常规方法时，塔顶流出物为乙烯，塔釜产物为乙烷。其中，加氢是为了将乙炔转换为乙烯，该技术可以由公知技术提供。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(7)中将脱乙烷处理的塔顶流出物加氢后冷却至-35℃至-10℃再通入乙烯精馏塔进行乙烯精馏。其中，所述冷却可以通过乙烯精馏回收过程中产生的冷量进行，以便于进一步降低能耗。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(7)中乙烯精馏的条件可以为本领域常规的乙烯精馏的条件，例如可以包括：乙烯精馏塔的理论板数为100-150块，操作压力为0.8-2.6MPa，塔顶温度为-35℃至-15℃，塔釜温度为-20℃至0℃，优选-15℃至0℃。
根据本发明，上述综合利用方法还包括：(8)将脱乙烷塔的塔釜产物在丙烯精馏塔中进行丙烯精馏处理，根据工艺需求选择通过常规方法或者中间采出法从丙烯精馏塔的塔顶和/或中部得到乙烯，其中，优选为中间采出法；通过中间采出法时，从丙烯精馏塔的中部得到丙烯，丙烯精馏塔釜产物为丙烷。在此所采用的中间采出法的具体方法可以与得到乙烯的中间采出法相同，所不同的是采出位置选择从上往下计数第2-15块塔板间。相应地，上述丙烯精馏塔的中部指的是从丙烯精馏塔的从上往下计数第2-15块塔板间的位置。采用常规方法精馏时，塔顶流出物为丙烯，塔釜产物为丙烷。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(8)中丙烯精馏的条件可以为本领域常规的丙烯精馏的条件，例如可以包括：丙烯精馏塔的理论板数为110-400块，操作压力为1.6-2.6MPa，塔顶温度为35℃-55℃，塔釜温度为45℃-60℃。
根据本发明，当上述综合利用方法的步骤(4)中包括将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理时，所述步骤(8)还包括将所述第二脱丙烷塔的塔顶流出物输送至所述丙烯精馏塔中进行丙烯精馏处理。
根据本发明，上述综合利用方法还包括：(9)将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在C4选择性加氢反应器中进行加氢处理得到C4选择性加氢产物；(10)将所述选择性加氢产物在催化裂化制丙烯装置中进行催化裂化制丙烯处理，或者将选择性加氢产物在MTBE/1-丁烯精制装置中进行MTBE/1-丁烯精制处理。其中在进行MTBE/1-丁烯精制处理时，优选所述选择性加氢产物中二烯烃和炔烃的摩尔含量低于1％，优选低于110ppm，更优选低于10ppm。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(9)中通过采用C4选择性加氢单元能够将物流中的炔烃(主要成分为乙烯基乙炔(VA)、乙基乙炔(EA))和C4二烯烃(主要含1,3-丁二烯和1,2-丁二烯)转化为更具利用价值的1-丁烯、异丁烯和2-丁烯，进而使其适用于后续的催化裂化制丙烯处理和MTBE/1-丁烯精制处理。在本发明中对于加氢反应的条件可以没有特殊要求，参照本领域所公知的常规工艺。例如该加氢反应的条件为：反应器入口温度为10～80℃，压力为1.0～3.0MPa，进入所述加氢反应器的混合物流中氢气与炔烃、二烯烃的摩尔比为1～5，循环进料体积比为5～60。
根据本发明，优选情况下，上述综合利用方法的步骤(9)中采用两段C4选择性加氢反应器，将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在第一C4选择性加氢反应器中进行初次C4选择性加氢处理后，再在第二C4选择性加氢反应器中进行二次C4选择性加氢处理得到选择性加氢产物；优选情况下，所述初次C4选择性加氢处理的反应条件包括：第一C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为5-60：1；所述二次C4选择性加氢处理的反应条件包括：第一C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为1-10：1。在这种情况下，在加氢反应中的物流中1，3-丁二烯、1，2-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔选择性加氢生成1-丁烯、异丁烯和2-丁烯，转化率可达100％，反应器出口物流中炔烃、二烯烃含量小于10ppm。
根据本发明，对于上述综合利用方法的步骤(9)中进行C4选择性加氢处理所添加的催化剂可以没有特殊要求，参照本领域所公知的常规催化剂即可，在此不再赘述。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(9)中还包括将选择性加氢产物在不凝气分离器中进行脱不凝气的步骤，通过脱除选择性加氢产物中的不凝气有利于稳定后续流程，降低操作风险。
根据本发明，上述综合利用方法中步骤(10)为将所述选择性加氢产物在催化裂化制丙烯装置中进行催化裂化制丙烯处理时，物流中的二烯烃含量可以靠调节循环进料体积比控制，二烯烃和炔烃摩尔含量低于1％，优选低于100ppm，更优选低于10ppm。催化裂解制丙烯单元所得产品丙烯混合物返回至水洗塔前压缩机压力相近一段。
MTBE/1-丁烯精制处理是指醚化制甲基叔丁基醚(MTBE)和1-丁烯精制联合处理，其中醚化制甲基叔丁基醚(MTBE)是通过向物流中通入甲醇促使物流中的异丁烯与甲醇发生醚化反应生成甲基叔丁基醚(MTBE)以脱除物流中的异丁烯，进而提高后续1-丁稀精制得到纯度较高1-丁烯产品，MTBE/1-丁烯精制技术应用广泛为本领域公知技术，可由本专业技术人员综合考虑选择。
根据本发明，上述综合利用方法的步骤(10)为将选择性加氢产物在MTBE/1-丁烯精制装置中进行MTBE/1-丁烯精制处理时，C4组分中的二烯烃和炔烃在MTBE/1-丁烯精制过程中，高温下容易聚合而且与1-丁烯分离难度大；在催化裂解制丙烯过程容易结焦，不利于设备的长周期运行。将二烯烃和炔烃转化为1-丁烯和部分2-丁烯，有利于提高催化裂解制丙烯的设备使用周期和MTBE/1-丁烯的生产效率。加氢反应可选用现有技术中已知的加氢催化剂，例如CN201210424941.9中公开的技术，以拟薄水铝石为载体，镍占催化剂总重量的10～40％、钼占催化剂总重量的0.5～3％，锌占催化剂总重量的0.5～3％，第IA族元素占催化剂总重量的0.1～5％。又例如CN200910080849.3中公开的选择加氢催化剂。加氢催化剂为以拟薄水铝石为载体；所述加氢反应催化剂中含有镍、钼、锌和硅，所述镍、钼、锌和硅分别占催化剂总重量的15～35％、1～2％、1～2％、1.2～4％，优选20～30％、1.2～1.8％、1.2～1.6％、1.5～3％。
同时，在本发明中还提供了一种与上述方法相对应的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，如图1-4所示，该综合利用系统包括沿物流的流动方向依次设置急冷单元110、压缩单元和分离单元300，所述分离单元包括脱甲烷塔301、第一脱丙烷塔302和脱丁烷塔307，所述第一脱丙烷塔302的进料口与所述脱甲烷塔301的塔釜出料口相连，所述第一脱丙烷塔302的塔釜出料口分别与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口和所述脱丁烷塔307的进料口相连，其中，在所述第一脱丙烷塔302的塔釜出料口与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口之间的流路上设置有用于调整物流中C4组分含量的物流组分调整结构。
本发明所提供的上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，通过设置物流组分调整结构有利于实现对物流(混合物)中C4组分含量的调整。该物流组分调整结构可以是混合装置，通过将部分第一脱丙烷塔的塔釜流出物引入到混合装置中，再从外部引入C4组分进行混合以提高物流中C4烃的含量。然而，为了更好地降低能耗，在不引入额外原料的基础上，提高系统综合利用率，在本发明中提供以下几种优选方式：
在一种优选实施方式中，如图2所示，上述综合利用系统的物流组分调整结构为第二脱丙烷塔303，所述第二脱丙烷塔303的进料口与所述第一脱丙烷塔302的塔釜出料口相连，所述第二脱丙烷塔303的出料口分别与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口和所述脱丁烷塔307的进料口相连；其中所述第一脱丙烷塔302为高压脱丙烷塔，所述第二丙烷塔303为低压脱丙烷塔。在这种结构中，通过设置第一(高压)脱丙烷塔有利于将物流中全部的C2组分和一部分C3组分从塔顶流出，而使得塔釜流出物进入第二(低压)脱丙烷塔；通过设置第二(低压)脱丙烷塔能够将物流中基本全部的C3组分从塔顶流出，而使得塔釜流出物为C4及更重组分，此时将该第二(低压)脱丙烷塔的塔釜流出物作为吸收剂使用，能够有效提高吸收剂中的C4组分的含量，降低其中轻组分含量，进而在实现提高脱甲烷塔的操作温度、降低脱丙烷塔的操作温度的目的。
在一种优选实施方式中，如图3所示，上述综合利用系统的物流组分调整结构为物流混合部件，所述物流混合部件包括两个进料口，其中一个进料口与所述第一脱丙烷塔302的塔釜出料口相连，另一个进料口与所述脱丁烷塔307的塔顶出料口相连，所述物流混合部件的出料口与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口相连。在这种结构中，通过设置物流混合部件将脱丁烷塔307的塔顶流出物(主要组分为C4组分)与第一脱丙烷塔302的塔釜流出物，能够明显提高混合物中C4组分的百分含量，相对降低轻质组分的百分含量，进而在实现提高脱甲烷塔的操作温度、降低脱丙烷塔的操作温度的目的。
在一种优选实施方式中，如图4所示，上述综合利用系统的物流组分调整结构包括第二脱丙烷塔303和物流混合部件，所述第二脱丙烷塔303的进料口与所述第一脱丙烷塔302的塔釜出料口相连，所述第二脱丙烷塔303的出料口分别与所述物流混合部件的一个进料口以及所述脱丁烷塔307的进料口相连，所述脱丁烷塔307的塔顶出料口与所述物流混合部件的另一个进料口相连，所述物流混合部件的出料口与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口相连；其中，所述第一脱丙烷塔302为高压脱丙烷塔，所述第二丙烷塔303为低压脱丙烷塔。在这种结构中，通过同时设置第二脱丙烷塔303和物流混合部件，能够更好地降低吸收剂中的C4组分的百分含量，相对降低轻质组分的百分含量，具体原因参照前述描述，再次不再赘述。
根据本发明，在简化装置，节省设备成本的基础上，所述物流混合部件可以为三通管，该三通管的第一端与所述第一脱丙烷塔302的塔底出料口相连，第二端与所述脱丁烷塔307的塔顶出料口相连，第三端与所述脱甲烷塔301的吸收剂进料口相连。这种三通管的使用方式简单适用，对于现有设备进行简单改装即可实现本发明的目的。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图2-4所示，上述综合利用系统的分离单元还包括变压吸附制氢反应器308，所述变压吸附制氢反应器308的进料口与所述脱甲烷塔301的塔顶出料口相连。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图2-4所示，上述综合利用系统的分离单元还包括脱乙烷塔304、乙烯精馏塔305和丙烯精馏塔306，所述脱乙烷塔304的进料口与所述第一脱丙烷塔302的塔顶出料口相连，所述乙烯精馏塔305的进料口与所述脱乙烷塔304的塔顶出料口相连，所述丙烯精馏塔306的进料口与所述脱脱乙烷塔304的塔滴出料口相连，优选当所述综合利用系统中包括第二脱丙烷塔303时，所述第二脱丙烷塔303的塔顶出料口与所述丙烯精馏塔的进料口相连。优选情况下，所述乙烯精馏塔305的塔顶出料口与所述压缩机组件的入口相连。在本发明中对于脱乙烷塔304、乙烯精馏塔305和丙烯精馏塔306的使用可以没有特殊要求，参照本领域所公知的常规设备即可，其中在乙烯精馏塔305的上游还设有加氢处理装置，这是本领域的常规装置，在此不再赘述。
根据本发明，在一种优选实施方式中，上述综合利用系统的压缩单元包括沿物流的流动方向依次设置的第一压缩机组210、水洗单元220、碱洗单元230、第二压缩机组240。
根据本发明，在一种优选实施方式中，上述综合利用系统的压缩单元还包括含氧化合物气体单元120，该含氧化合物气体单元120的入口与第一压缩机组210的水相出口以及水洗单元220的洗脱水出口相连，用于以脱除循环水(包括水相和洗脱水)中的含氧化合物，并将汽提处理后的循环水输送至甲醇制烯烃反应单元和设置在压缩单元上游的急冷单元中循环使用。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图5所示，上述综合利用系统还包括C4选择性加氢单元400和催化裂化制丙烯单元500，所述C4选择性加氢单元400的进料口与所述分离单元300中脱丁烷塔307塔顶流出物出口相连，所述C4选择性加氢单元400的出料口与所述催化裂化制丙烯单元500的进料口相连。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图6所示，上述综合利用系统还包括C4选择性加氢单元400和MTBE/1-丁烯精制单元600，所述C4选择性加氢单元400的进料口与所述分离单元300中脱丁烷塔307塔顶流出物出口相连，所述C4选择性加氢单元400的出料口与所述MTBE/1-丁烯精制单元600的进料口相连。其中MTBE/1-丁烯精制单元为醚化制甲基叔丁基醚(MTBE)和1-丁烯精制联合处理单元，其作用参照前述方法部分的描述，在此不再赘述。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图7所示，上述综合利用系统的C4选择性加氢单元400包括C4选择性加氢反应器401和不凝气分离器，所述C4选择性加氢反应器401的进料口与所述分离单元中脱丁烷塔塔顶出料口相连，所述C4选择性加氢反应器的出料口与所述不凝气分离器的进料口相连，所述不凝气分离器的底部出料口催化裂化制丙烯单元的进料口或者MTBE/1-丁烯精制单元的进料口相连。
根据本发明，在一种优选实施方式中，如图8所示，上述综合利用系统包括串联设置的两组C4选择性加氢单元400，第一C4选择性加氢单元包括第一C4选择性加氢反应器401和第一不凝气分离器，所述第二C4选择性加氢单元包括第二C4选择性加氢反应器402和第二不凝气分离器，所述第一C4选择性加氢反应器401的进料口与所述分离单元中脱丁烷塔的塔顶出料口相连，所述第一C4选择性加氢反应器的出料口与所述第一不凝气分离器的进料口相连，所述第一不凝气分离器的底部出料口所述第二C4选择性加氢反应器402的进料口相连，所述第二C4选择性加氢反应器402的出料口与所述第二不凝气分离器的进料口相连，所述第二不凝气分离器的出料口与所述催化裂化制丙烯单元的进料口或者MTBE/1-丁烯精制单元的进料口相连。
以下将结合具体实施例进一步说明本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法的有益效果
实施例1
用于说明本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统及综合利用方法。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统说明如下：采用图2中所示的分离单元，采用图6中所示的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，采用图8所示的C4选择性加氢单元。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法说明如下：
如图6所示，促使甲醇制烯烃反应器单元100流出的甲醇制烯烃反应产物进入急冷单元110，用急冷水冷却(降温至40-60℃)后进入第一压缩机组210。第一压缩机组210由2段压缩机段组成，各压缩机段每段出口温度不超过140℃，每段入口温度为40℃，采用30℃循环水冷却，经第一压缩机组210压缩后，甲醇制烯烃反应气的压力提升至0.65MPag进入水洗单元220。水洗单元220是在水洗塔内进行，水洗处理过程中以水作为吸收剂，将水从水洗塔塔顶喷入塔内与吸收甲醇制烯烃反应产物充分接触以吸收甲醇制烯烃反应产物中的含氧化合物，水洗单元220的塔釜流出物进入含氧化合物汽提塔120，塔顶产物进入碱洗单元230。碱洗单元230是在碱洗塔内，按碱液浓度不同分为强碱液(浓度为1.5wt％的氢氧化钠溶液)、中碱液浓度为(5wt％的氢氧化钠溶液)和弱碱液(浓度为12.5wt％的氢氧化钠溶液)分三段进行碱洗，在各碱洗塔内中碱液从碱洗塔塔顶喷入塔内与甲醇制烯烃反应产物充分接触脱除原料气中的酸性物质。碱洗单元230流出物进入第二压缩机组240，第二压缩机组240由2段压缩机段组成，物流的压力经第二压缩机组204提升至3.9MPag。前述第一压缩机组210、水洗单元220、第二压缩机组240和分离罐中的水相全部送至含氧化物汽提塔120。含氧化物汽提塔120分离出的含氧化合物送至甲醇制烯烃反应器单元100作为原料循环使用，分离出的水可送至急冷水塔循环使用。第一压缩机组210和第二压缩机组240在压缩处理过程中，会产生气相、水相和油相产物，将每段压缩机段产生水相返回上一段压缩机段的入口，并最终送入汽提塔回收烃类物质避免原料损失，第3段压缩机出口气体经冷却后产生的油相进入后续脱甲烷塔301，压缩机段间未产生油相；
如图2所示，压缩后物流1经逐级冷却后至15℃后进入分离罐。分离罐的气相和油相流出物进入脱甲烷塔301，脱甲烷塔301理论板数为47块，操作压力为3.7MPa，塔顶温度为19℃，塔釜温度为75.1℃，脱甲烷塔上半段设置中间冷却器，将中间抽出物流冷却至15℃后返回抽出板下一层位置。脱甲烷塔301塔顶流出物2进入变压吸附制氢反应器308(吸附压力为3MPa，脱附压力为0.5MPa)制得纯度为99.99％的氢气和燃料气，塔釜流出物3进入第一脱丙烷塔302，第一脱丙烷塔的理论板数为63块，操作压力为2.97MPa，塔顶温度为15.1℃，塔釜温度为127.7℃。第一脱丙烷塔将全部C2组分和一部分C3组分分离出来从塔顶流出，其中第一脱丙烷塔的塔顶流出物5经干燥后进入脱乙烷塔304，脱乙烷塔304的塔理论板数为54块，操作压力为2.4MPa，塔顶温度为-20.1℃，塔釜温度为59.4℃；脱乙烷塔304将C2组分和C3组分清晰分割，脱乙烷塔304的塔顶流出物经加氢反应后将乙炔转化为乙烯后进入乙烯精馏塔305，乙烯精馏塔305的理论板数为120块，操作压力为1.85MPa，塔顶温度为-30℃，塔釜温度为-8.4℃，乙烯精馏塔305的塔顶流出物6即为乙烯，塔底流出物7即为乙烷；脱乙烷塔304的塔釜流出物进入丙烯精馏塔306，丙烯精馏塔306的理论板数为157块，操作压力为操作压力为1.8MPa，塔顶温度为46.1℃，塔釜温度为53.4℃，丙烯精馏塔306的塔顶流出物6即为丙烯，塔底流出物7即为丙烷；第一脱丙烷塔302的塔釜流出物14节流后进入第二脱丙烷塔303。所述第二脱丙烷塔303的理论板数为44块，操作压力为0.8MPa，塔顶温度为15.5℃，塔釜温度为78.3℃，第二脱丙烷塔303将C3组分和C4组分清晰分割，第二脱丙烷塔303的塔顶流出物与脱乙烷塔304的塔釜流出物混合后一起进入丙烯精馏塔306，该第二脱丙烷塔303的塔釜流出物的一部分物流4经泵加压后进入脱丁烷塔307，另一部分物流12作为吸收剂的一种原料逐级冷却至15℃后回流至脱甲烷塔301中循环使用；脱丁烷塔307的操作压力为0.3MPa，塔顶温度为39.5℃，塔釜温度为88.0℃，脱丁烷塔307将C4和C5组分清晰分割后，脱丁烷塔307的塔釜流出物11为C5组分送至脱戊烷塔，脱丁烷塔307的塔顶流出物的一部分物流10进入C4选择性加氢单元400。
如图8所示，C4选择性加氢单元400包括串联设置的两段C4选择性加氢反应器，用于将C4组分中二烯烃和炔烃转化为1-丁烯、异丁烯和2-丁烯产品。两段C4选择性加氢反应器中均选用催化剂为以拟薄水铝石为载体，催化剂中含有镍、钼、锌和硅，镍占催化剂总重量的25％，钼占催化剂总重量的1.5％，锌占催化剂总重量的1.4％，硅占催化剂总重量的2％。脱丁烷塔307的塔顶流出物10进入第一C4选择性加氢反应器401，第一C4选择性加氢反应器401的入口温度为42℃，出口温度为84℃，压力为1.9MPag，氢气与炔烃、二烯烃的摩尔比为1.26：1，循环进料重量比为25，炔烃、二烯烃的总转化率为65％。第一C4选择性加氢反应器401的流出物15进入第一不凝气分离器(进口温度为84℃，出口温度为45℃，压力为1.9MPag)脱除不凝气后，一部分物流16回流至第二C4选择性加氢反应器402中，另一部分物流17进入第二C4选择性加氢反应器402，第二C4选择性加氢反应器402的入口温度为45℃，出口温度为84℃，压力为1.5MPag，氢气与炔烃、二烯烃的摩尔比为1.15：1，循环进料重量比为1，炔烃、二烯烃的总转化率为100％；第二C4选择性加氢反应器402的流出物18进入第二不凝气分离器(进口温度为84℃，出口温度为45℃，压力为1.5MPag)脱除不凝气后，一部分物流19回流至第二C4选择性加氢反应器402中，另一部分物流20(炔烃、二烯烃含量小于10ppm)进入第二C4选择性加氢反应器402进入MTBE/1-丁烯精制单元600。
上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法中各物流组成如表1和表2所示，其中作为吸收剂使用的物流12中C4烃的总含量为84.1摩尔％，比第一脱丙烷塔塔釜液(物流14)中C4烃含量高出29.6摩尔％。上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法获得的乙烯的纯度为99.96wt％以上，丙烯的纯度为99.6wt％以上，且烯烃回收率(乙烯和丙烯的总回收率)见表3。
所述C4烃包括正丁烷、异丁烷、1-丁烯、反-2-丁烯、顺-2-丁烯中的一种或几种。
表1.
物流 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
温度/℃ 40.0 19 75.1 78.3 15.1 -29.8 -8.4 46.1 53.3 39.5
压力/MPag 3.90 3.70 3.70 0.80 2.97 1.85 1.85 1.80 1.80 0.30
质量流量/kg/hr 98176 2737 195229 12518 58883 40407 817 38239 2620 10002
组成/mol％
氢气 1.91 29.47 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
氮气 0.44 6.75 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
氧气 0.01 0.21 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
一氧化碳 0.05 0.75 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
二氧化碳 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
甲烷 3.77 58.09 0.01 0.00 0.01 0.01 0.00 0.00 0.00 0.00
乙烷 0.96 0.00 0.63 0.00 1.46 0.04 98.72 0.02 0.00 0.00
乙烯 50.97 0.10 33.50 0.00 77.17 99.95 1.00 0.00 0.00 0.00
乙炔 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 0.00
丙烷 1.77 0.00 1.16 0.00 0.95 0.00 0.00 0.48 77.72 0.00
丙烯 31.92 0.00 20.98 0.01 20.30 0.00 0.27 99.50 18.93 0.01
丙炔 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.03 0.00
碳四烷烃 0.29 0.20 1.63 3.73 0.00 0.00 0.00 0.00 0.01 4.44
1-丁烯 2.47 1.99 13.73 31.41 0.03 0.00 0.00 0.00 1.02 37.37
2-丁烯 3.11 1.79 17.71 40.57 0.00 0.00 0.00 0.00 0.03 48.16
异丁烯 0.52 0.43 2.87 6.55 0.01 0.00 0.00 0.00 0.32 7.80
1,3-丁二烯 0.14 0.11 0.81 1.85 0.00 0.00 0.00 0.00 0.03 2.20
C5及以上组分 1.22 0.12 6.96 15.88 0.02 0.00 0.00 0.00 1.89 0.03
水 0.44 0.00 0.02 0.00 0.05 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
表2
物流 11 12 14 15 16 17 18 19 20
温度/℃ 88. 78.3 127.7 84.0 45.0 45.0 84.0 45.0 45.0
压力/MPag 0.30 0.80 2.97 1.90 1.90 1.90 1.50 1.50 1.50
质量流量/kg/hr 2516 100000 136345 260022 250000 9547 29547 20000 9542
组成/mol％
氢气 0.00 0.00 0.00 1.24 1.15 1.15 1.03 1.00 1.00
氮气 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
氧气 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
一氧化碳 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
二氧化碳 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
甲烷 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
乙烷 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
乙烯 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
乙炔 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
丙烷 0.00 0.00 1.33 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
丙烯 0.00 0.01 21.50 0.01 0.01 0.01 0.01 0.01 0.01
丙炔 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
碳四烷烃 0.01 3.73 2.88 4.40 4.40 4.40 4.40 4.41 4.41
1-丁烯 0.02 31.41 24.23 37.91 37.94 37.94 37.99 38.01 38.01
2-丁烯 0.60 40.57 31.30 48.72 48.77 48.77 48.87 48.88 48.88
异丁烯 0.00 6.55 5.05 7.65 7.66 7.66 7.66 7.67 7.67
1,3-丁二烯 0.00 1.85 1.43 0.04 0.04 0.04 0.00 0.00 0.00
C5及以上组分 99.37 15.88 12.28 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03 0.03
水 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
实施例2
用于说明本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统及综合利用方法。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统说明如下：采用图3中所示的分离单元，采用图6中所示的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，采用图8所示的C4选择性加氢单元。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法说明如下：参照实施例1中的方法，区别在于采用了如图3所示的分离单元，其中仅设置了第一脱丙烷塔302，未设置第二脱丙烷塔303，第一脱丙烷塔的操作压力为2.6MPa，塔顶温度为26.3℃，塔釜温度为128.9℃。且该第一脱丙烷塔302的塔釜流出物的一部分物流4经泵加压后进入脱丁烷塔307；脱丁烷塔307的操作压力为0.3MPa，塔顶温度为39.5℃，塔釜温度为88.1℃，脱丁烷塔307将C4和C5组分清晰分割后，脱丁烷塔307的塔釜流出物11为C5组分送至脱戊烷塔，脱丁烷塔307的塔顶流出物的一部分物流10进入C4选择性加氢单元400，所述第一脱丙烷塔302的塔釜流出物中另一部分物流12与脱丁烷塔302的塔釜流出物中物料13(物流12和物流13的质量比为1：1)混合后作为吸收剂逐级冷却至15℃后回流至脱甲烷塔301中循环使用。
其中作为吸收剂使用的物流12和物流13的混合物中C4烃含量98.4摩尔％，比第一脱丙烷塔塔釜液(物流12)中C4烃含量高出1.6摩尔％，满足本发明的要求。上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法获得的乙烯的纯度为99.96wt％以上，丙烯的纯度为99.6wt％以上，且烯烃回收率(乙烯和丙烯的总回收率)见表3。
实施例3
用于说明本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统及综合利用方法。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统说明如下：采用图4中所示的分离单元，采用图6中所示的甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，采用图8所示的C4选择性加氢单元。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法说明如下：参照实施例1中的方法，区别在于采用了如图4所示的分离单元，将脱丁烷塔307的塔顶流出物的一部分物流10进入C4选择性加氢单元400，另一部分物流13与第二脱丙烷塔303的塔釜流出物中物料12混合(物流13和物流12的质量比为1：4)作为吸收剂逐级冷却至15℃后回流至脱甲烷塔301中循环使用，其中所述第一脱丙烷塔的操作压力为2.6MPa，塔顶温度为15.1℃，塔釜温度为122.9℃。
其中作为吸收剂使用的物流12和物流13的混合物中C4烃含量96.1摩尔％，比第一脱丙烷塔塔釜液(物流14)中C4烃的总含量高出30.4摩尔％满足本发明的要求。上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法获得的乙烯的纯度为99.96wt％以上，丙烯的纯度为99.6wt％以上，且烯烃回收率(乙烯和丙烯的总回收率)见表3。
对比例1
用于对比说明本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统及综合利用方法。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统说明如下：参照实施例2中使用的综合利用系统，区别在于，脱丁烷塔307的塔顶出料口没有与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口相连。
甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法说明如下：参照实施例2中的方法(未设置第二脱丙烷塔)，区别在于脱甲烷塔301的吸收剂仅使用了第一脱丙烷塔302的塔釜流出物，未添加脱丁烷塔307的塔顶流出物，该吸收剂中C4烃含量为84.1摩尔％，且脱甲烷塔的操作压力为3.7MPa，塔顶温度为19℃，塔釜温度为75.1℃，第一脱丙烷塔的操作压力为2.6MPa，塔顶温度为26.3℃，塔釜温度为136.7℃。上述甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法获得的乙烯的纯度为99.96wt％以上，丙烯的纯度为99.6wt％以上，且烯烃回收率(乙烯和丙烯的总回收率)见表3。
表3.
Figure BDA0001138883890000291
由表3中数据可知，本发明实施例1至3通过以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料配制的烃类混合物作为吸收剂用于脱甲烷处理，有利于降低吸收剂的成本；通过以第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，并提高其中C4烃的含量，有利于提高脱甲烷塔的操作温度，在10℃以上的操作温度区间脱除甲醇制烯烃(MTO/DMTO)产品气体中的甲烷及轻质馏分，有效抑制了水和烃类形成水合物。
而且，与对比例1相比，采用根据本发明甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和方法的实施例1至3，能够在保证回收率的基础上，大幅度降低脱丙烷过程的塔釜温度，有效抑制了二烯烃和炔烃在脱丙烷塔塔釜聚合的风险。
此外，本发明在甲醇制烯烃反应产物的分离流程中全程温度不低于-35℃，不需要使用乙烯制冷机组，材料可选用一般的低温碳钢，能耗低、节省投资；本发明的干燥过程不需要放置在压缩单元出口，只需要对脱乙烷塔塔顶气进行干燥处理，避免了对压缩单元出口液相凝液进行干燥，大幅度减小了干燥过程处理量，随之大幅度降低了公用工程氮气的消耗量和能耗。本方法将脱甲烷过程转为热分离过程有利于换热网络优化，不需要投入-40℃以下的冷剂。此外，本发明提供的方法还具有投资少，物料回收率高等特点。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (50)

1.一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用方法，其特征在于，该方法包括：
(1)将甲醇制烯烃反应产物通入压缩单元中进行压缩处理，使得经压缩处理得到的气相压力为3.2-6.0MPa；
(2)将压缩处理得到的气相进行冷却，冷却至温度为10-40℃；
(3)在吸收剂存在下，将冷却后得到的气液两相在脱甲烷塔中进行脱甲烷处理，所述脱甲烷处理的条件包括：脱甲烷塔理论板数为20-60块，操作压力为2.5-5.8MPa，塔顶温度为10-40℃，塔釜温度为40-150℃；
(4)将脱甲烷处理得到的塔釜产物在第一脱丙烷塔中进行脱丙烷处理；
其中，所述吸收剂是以所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物为原料，经组分调整所得到的C4烃含量大于所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物的烃类混合物；其中，所述吸收剂中C4烃含量大于80摩尔％。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法中步骤(4)还包括：将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理，所述吸收剂为所述第二脱丙烷塔的塔釜流出物。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为2.6-4.5MPa，塔顶温度为5-30℃，塔釜温度为80-150℃；所述第二脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为0.3-1.2MPa，塔顶温度为15-60℃，塔釜温度为80-150℃。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的塔釜温度为80-130℃。
5.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的塔釜温度为80-110℃。
6.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第二脱丙烷塔的塔釜温度为80-130℃。
7.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第二脱丙烷塔的塔釜温度为80-110℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括：(5)将第一脱丙烷的塔釜流出物在脱丁烷塔中进行脱丁烷处理；所述吸收剂为所述第一脱丙烷塔的塔釜流出物和所述脱丁烷塔的塔顶流出物的混合物。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为1.5-3.5MPa，塔顶温度为10-50℃，塔釜温度为100-150℃；所述脱丁烷塔的操作压力为0.1-0.8MPa，塔顶温度为10-70℃，塔釜温度为60-130℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法中步骤(4)还包括：将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理；所述方法中还包括：(5)将第二脱丙烷的塔釜流出物在脱丁烷塔中进行脱丁烷处理；所述吸收剂为所述第二脱丙烷塔的塔釜流出物和所述脱丁烷塔的塔顶流出物的混合物。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为2.6-4.5MPa，塔顶温度为5-30℃，塔釜温度为80-150℃；所述第二脱丙烷塔的理论板数为25-80块，操作压力为0.3-1.2MPa，塔顶温度为15-60℃，塔釜温度为80-150℃；所述脱丁烷塔的操作压力为0.1-0.8MPa，塔顶温度为10-70℃，塔釜温度为60-130℃。
12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的塔釜温度为80-130℃。
13.根据权利要求11所述的方法，其中，所述第一脱丙烷塔的塔釜温度为80-110℃。
14.根据权利要求11所述的方法，其中，所述第二脱丙烷塔的塔釜温度为80-130℃。
15.根据权利要求11所述的方法，其中，所述第二脱丙烷塔的塔釜温度为80-110℃。
16.根据权利要求1至15中任意一项所述的方法，其中，所述吸收剂的温度为10-30℃。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述吸收剂的温度为15-20℃。
18.根据权利要求1至15中任意一项所述的方法，其中，所述步骤(3)还包括将所述脱甲烷塔的塔顶流出物在变压吸附制氢单元中进行变压吸附制氢处理。
19.根据权利要求18所述的方法，其中，所述变压吸附制氢处理的条件包括：吸附压力为1.0-4.0MPa，脱附压力为0.1-2.0MPa。
20.根据权利要求18所述的方法，其中，所述变压吸附制氢处理的条件包括：吸附压力为1.5-3.0MPa，脱附压力为0.1-1.0MPa。
21.根据权利要求1至15中任意一项所述的方法，其中，所述方法还包括：(6)将第一脱丙烷处理的塔顶流出物在脱乙烷塔中进行脱乙烷处理。
22.根据权利要求21所述的方法，其中，所述脱乙烷处理的条件包括：脱乙烷塔理论板数为25-120块，操作压力为1.0-3.0MPa，塔顶温度为-30℃至-10℃，塔釜温度为50-80℃。
23.根据权利要求21所述的方法，其中，所述步骤(6)中将脱丙烷处理的塔顶流出物干燥后冷却至-10℃至30℃再进行脱乙烷处理。
24.根据权利要求21所述的方法，其中，所述方法还包括：(7)将脱乙烷塔的塔顶流出物依次进行加氢和乙烯精馏处理。
25.根据权利要求24所述的方法，其中，所述乙烯精馏处理的条件包括：乙烯精馏塔的理论板数为100-150块，操作压力为0.8-2.6MPa，塔顶温度为-35℃至-15℃，塔釜温度为-20℃至0℃。
26.根据权利要求25所述的方法，其中，所述乙烯精馏处理的操作压力为1.6-2.6MPa。
27.根据权利要求25所述的方法，其中，所述乙烯精馏处理的塔釜温度为-15℃至0℃。
28.根据权利要求21所述的方法，其中，所述方法还包括：(8)将脱乙烷塔的塔釜产物在丙烯精馏塔中进行丙烯精馏处理。
29.根据权利要求28所述的方法，其中，所述丙烯精馏处理的条件包括：丙烯精馏塔的理论板数为110-400块，操作压力为1.6-2.6MPa，塔顶温度为35℃-55℃，塔釜温度为45℃-60℃。
30.根据权利要求28所述的方法，其中，当所述步骤(4)中包括将第一脱丙烷处理的塔釜流出物在第二脱丙烷塔中进行再次脱丙烷处理时，所述步骤(8)还包括将所述第二脱丙烷塔的塔顶流出物输送至所述丙烯精馏塔中进行丙烯精馏处理。
31.根据权利要求8或10所述的方法，其中，所述方法还包括：(9)将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在C4选择性加氢反应器中进行C4选择性加氢处理得到选择性加氢产物；(10)将所述选择性加氢产物在催化裂化制丙烯装置中进行催化裂化制丙烯处理。
32.根据权利要求8或10所述的方法，其中，所述方法还包括：(9)将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在C4选择性加氢反应器中进行加氢处理得到C4选择性加氢产物；(10)将选择性加氢产物在MTBE/1-丁烯精制装置中进行MTBE/1-丁烯精制处理。
33.根据权利要求31所述的方法，其中，所述步骤(9)中采用两段C4选择性加氢反应器，将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在第一C4选择性加氢反应器中进行初次加氢处理后，再在第二C4选择性加氢反应器中进行二次加氢处理得到选择性加氢产物。
34.根据权利要求33所述的方法，其中，所述初次加氢处理的反应条件包括：第一C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为5-60：1；所述二次加氢处理的反应条件包括：第二C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为1-10：1。
35.根据权利要求32所述的方法，其中，所述步骤(9)中采用两段C4选择性加氢反应器，将所述脱丁烷塔的塔顶流出物在第一C4选择性加氢反应器中进行初次加氢处理后，再在第二C4选择性加氢反应器中进行二次加氢处理得到选择性加氢产物。
36.根据权利要求35所述的方法，其中，所述初次加氢处理的反应条件包括：第一C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为5-60：1；所述二次加氢处理的反应条件包括：第二C4选择性加氢反应器的入口温度为10-80℃，压力为1.0-3.0MPa，氢气与物流中炔烃和二烯烃的摩尔比为1-5：1，循环进料体积比为1-10：1。
37.一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统，其特征在于，所述综合利用系统包括沿物流方向依次设置急冷单元(110)、压缩单元和分离单元(300)，所述分离单元包括脱甲烷塔(301)、第一脱丙烷塔(302)和脱丁烷塔(307)，所述第一脱丙烷塔(302)的进料口与所述脱甲烷塔(301)的塔釜出料口相连，所述第一脱丙烷塔(302)的塔釜出料口分别与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口和所述脱丁烷塔(307)的进料口相连，其中，在所述第一脱丙烷塔(302)的塔釜出料口与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口之间的流路上设置有用于调整物流中C4组分含量的物流组分调整结构。
38.根据权利要求37所述的综合利用系统，其中，所述物流组分调整结构为第二脱丙烷塔(303)，所述第二脱丙烷塔(303)的进料口与所述第一脱丙烷塔(302)的塔釜出料口相连，所述第二脱丙烷塔(303)的出料口分别与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口和所述脱丁烷塔(307)的进料口相连；其中所述第一脱丙烷塔(302)为高压脱丙烷塔，所述第二脱丙烷塔(303)为低压脱丙烷塔。
39.根据权利要求37所述的综合利用系统，其中，所述物流组分调整结构为物流混合部件，所述物流混合部件包括两个进料口，其中一个进料口与所述第一脱丙烷塔(302)的塔釜出料口相连，另一个进料口与所述脱丁烷塔(307)的塔顶出料口相连，所述物流混合部件的出料口与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口相连。
40.根据权利要求37所述的综合利用系统，其中，所述物流组分调整结构包括第二脱丙烷塔(303)和物流混合部件，所述第二脱丙烷塔(303)的进料口与所述第一脱丙烷塔(302)的塔釜出料口相连，所述第二脱丙烷塔(303)的出料口分别与所述物流混合部件的一个进料口以及所述脱丁烷塔(307)的进料口相连，所述脱丁烷塔(307)的塔顶出料口与所述物流混合部件的另一个进料口相连，所述物流混合部件的出料口与所述脱甲烷塔(301)的吸收剂进料口相连；其中，所述第一脱丙烷塔(302)为高压脱丙烷塔，所述第二脱丙烷塔(303)为低压脱丙烷塔。
41.根据权利要求37至40中任意一项所述的综合利用系统，其中，所述分离单元还包括变压吸附制氢反应器(308)，所述变压吸附制氢反应器(308)的进料口与所述脱甲烷塔(301)的塔顶出料口相连。
42.根据权利要求37至40中任意一项所述的综合利用系统，其中，所述分离单元还包括脱乙烷塔(304)、乙烯精馏塔(305)和丙烯精馏塔(306)，所述脱乙烷塔(304)的进料口与所述第一脱丙烷塔(302)的塔顶出料口相连，所述乙烯精馏塔(305)的进料口与所述脱乙烷塔(304)的塔顶出料口相连，所述丙烯精馏塔(306)的进料口与所述脱乙烷塔(304)的塔滴出料口相连。
43.根据权利要求42所述的综合利用系统，其中，所述综合利用系统中包括第二脱丙烷塔(303)，所述第二脱丙烷塔(303)的塔顶出料口与所述丙烯精馏塔的进料口相连。
44.根据权利要求42所述的综合利用系统，其中，所述乙烯精馏塔(305)的塔顶出料口与压缩机组件的入口相连。
45.根据权利要求37至40中任意一项所述的综合利用系统，其中，所述系统还包括C4选择性加氢单元(400)和催化裂化制丙烯单元(500)，所述C4选择性加氢单元(400)的进料口与所述分离单元(300)中脱丁烷塔(307)塔顶出料口相连，所述C4选择性加氢单元(400)的出料口与所述催化裂化制丙烯单元(500)的进料口相连。
46.根据权利要求37至40中任意一项所述的综合利用系统，其中，所述系统还包括C4选择性加氢单元(400)和MTBE/1-丁烯精制单元(600)，所述C4选择性加氢单元(400)的进料口与所述分离单元(300)中脱丁烷塔(307)塔顶出料口相连，所述C4选择性加氢单元(400)的出料口与所述MTBE/1-丁烯精制单元(600)的进料口相连。
47.根据权利要求45所述的综合利用系统，其中，所述C4选择性加氢单元(400)包括C4选择性加氢反应器(401)和不凝气分离器，所述C4选择性加氢反应器(401)的进料口与所述分离单元中脱丁烷塔塔顶出料口相连，所述C4选择性加氢反应器的出料口与所述不凝气分离器的进料口相连，所述不凝气分离器的底部出料口催化裂化制丙烯单元的进料口或者MTBE/1-丁烯精制单元的进料口相连。
48.根据权利要求47所述的综合利用系统，其中，所述系统包括串联设置的两组C4选择性加氢单元(400)。
49.根据权利要求46所述的综合利用系统，其中，所述C4选择性加氢单元(400)包括C4选择性加氢反应器(401)和不凝气分离器，所述C4选择性加氢反应器(401)的进料口与所述分离单元中脱丁烷塔塔顶出料口相连，所述C4选择性加氢反应器的出料口与所述不凝气分离器的进料口相连，所述不凝气分离器的底部出料口催化裂化制丙烯单元的进料口或者MTBE/1-丁烯精制单元的进料口相连。
50.根据权利要求49所述的综合利用系统，其中，所述系统包括串联设置的两组C4选择性加氢单元(400)。
CN201610942690.1A 2016-11-01 2016-11-01 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法 Active CN108017499B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610942690.1A CN108017499B (zh) 2016-11-01 2016-11-01 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201610942690.1A CN108017499B (zh) 2016-11-01 2016-11-01 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN108017499A CN108017499A (zh) 2018-05-11
CN108017499B true CN108017499B (zh) 2021-02-05

Family

ID=62070628

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201610942690.1A Active CN108017499B (zh) 2016-11-01 2016-11-01 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN108017499B (zh)

Families Citing this family (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN111747815B (zh) * 2019-03-27 2023-04-11 中国石油化工股份有限公司 一种甲烷氧化偶联反应产品气的分离方法
CN111072438B (zh) * 2019-12-09 2021-06-04 久泰能源(准格尔)有限公司 一种甲醇制烯烃(mto)反再工艺及产物的分离方法
CN113440885B (zh) * 2020-03-26 2023-01-03 中国石化工程建设有限公司 一种降低乙烯装置低压脱丙烷塔釜温度的方法和装置
CN111912170A (zh) * 2020-07-24 2020-11-10 北方华锦化学工业股份有限公司 一种高密度聚乙烯装置驰放气回收综合利用的方法
CN114644540A (zh) * 2020-12-18 2022-06-21 中国石油化工股份有限公司 一种醇制低碳烯烃的装置和方法
CN114644541A (zh) * 2020-12-18 2022-06-21 中国石油化工股份有限公司 一种醇制低碳烯烃的装置和方法
CN112876333B (zh) * 2021-01-18 2022-12-13 中国神华煤制油化工有限公司 甲醇制烯烃耦合烯烃裂解的方法和系统
CN115124399B (zh) * 2022-06-20 2024-03-22 中国神华煤制油化工有限公司 一种甲醇制烯烃中耦合烯烃高温裂解的方法和系统

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2004094567A1 (en) * 2003-04-04 2004-11-04 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and apparatus for recovering olefins

Family Cites Families (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102476976A (zh) * 2010-11-30 2012-05-30 中国石油化工集团公司 一种吸收分离回收轻烃的方法
CN103058812B (zh) * 2013-01-28 2015-04-22 神华集团有限责任公司 烯烃分离系统及烯烃分离方法
CN103467231B (zh) * 2013-08-15 2015-02-11 上海河图工程股份有限公司 一种吸收回收甲醇制烯烃反应产物中乙烯的工艺
CN103787814B (zh) * 2014-01-23 2016-01-20 东华工程科技股份有限公司 一种低碳烃的中冷溶剂洗分离方法

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2004094567A1 (en) * 2003-04-04 2004-11-04 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and apparatus for recovering olefins

Also Published As

Publication number Publication date
CN108017499A (zh) 2018-05-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN108017499B (zh) 一种甲醇制烯烃反应产物的综合利用系统和综合利用方法
CN109912380B (zh) 一种裂解气分离方法和装置
CN109678635B (zh) 一种饱和烃裂解气分离系统和富乙烷/丙烷饱和烃的利用方法
CN110092701B (zh) Mto产品混合气的轻烃分离方法
CN102115355B (zh) 一种低碳烯烃的分离方法
US11649406B2 (en) Method and system for separating light hydrocarbons
CN107827698B (zh) 一种含乙烯的裂解气非深冷分离方法及其系统
CN207973691U (zh) Mto产品混合气的轻烃分离系统
CN111320521A (zh) 一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置
CN109678633B (zh) 一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法
CN107602325B (zh) 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法
CN101374788B (zh) 甲醇裂解气分离制备聚合级低碳烯烃的方法
CN111320524A (zh) 一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置
CN107602331B (zh) 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法
CN107602333B (zh) 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法
CN111320523B (zh) 一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置
CN112707786B (zh) 一种裂解气分离系统及分离方法
CN107602326B (zh) 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法
CN112707787B (zh) 一种带净化的裂解气分离系统及利用方法
CN106631664A (zh) 一种甲醇制烯烃反应气的分离方法
CN111320522B (zh) 一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置
CN112920007A (zh) 一种产品为高浓度乙烯的催化裂解气分离工艺与装置
CN112794784B (zh) 一种采用吸收-解吸的裂解气分离系统及方法
CN112723974B (zh) 一种降低能耗的裂解气分离系统及分离方法
CN112707785B (zh) 一种带冷量回收的裂解气分离系统及分离方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant