CN108586180A - 一种低能耗mto产品气的分离工艺及系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种低能耗MTO产品气的分离工艺及系统。本发明采用无动力深冷技术回收甲醇制烯烃产品气脱甲烷塔尾气中的乙烯等有价值烃类，降低碳一与碳二的分离系统操作压力，减少产品气离心缩机级数，从而降低工艺能耗；无动力深冷技术可降低碳一尾气的温度，用混合碳三甚至纯丙烯代替丙烷作为碳一与碳二分离的洗涤吸收液，夹带在碳一尾气的丙烯损失极少；用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料是从脱碳一塔的上游经过冷后送入该系统，避免了原工艺从装置下游返回上游而造成的大量物料循环，造成能量损失；本发明产品气干燥放在三段压缩单元出口之后进行，能有效地脱除产品气的水分。

Description

一种低能耗MTO产品气的分离工艺及系统

技术领域

本发明属于煤化工行业的甲醇制烯烃领域，涉及一种低能耗MTO产品气的分离工艺及系统，将甲醇制烯烃产品气净化处理得到聚合级乙烯和聚合级丙烯等主产品。

背景技术

甲醇制烯烃技术是对石油产品裂解制烯烃技术的有力补充，虽然没有石油产品裂解技术装置规模大、产品全，但是，随着近十年甲醇制烯烃技术工业生产的普及，其产品在我国低烯烃产品市场占有举足轻重的份额。而且对国际原油价格也有重大影响，自从我国甲醇制烯烃工业化后，国际原油就维持在较低价格，因此，甲醇制烯烃技术对我国的经济战略也有较大影响。

烯烃分离单元是甲醇制烯烃工艺路线中的必要的一个环节，其作用就是将甲醇制烯烃反应器产生的混合产品气净化分离得到目的产品聚合级的乙烯和丙烯。基于甲醇制烯烃产品气碳一含量低的特点，以及投资和运行成本的要求，所有已投入运行的和在建的甲醇制烯烃项目都只采用丙烯制冷工艺，而不采用丙烯加乙烯的复叠制冷或混合制冷工艺。目前，在我国已经投入工业生产的甲醇制烯烃烯烃分离技术中，应用最多的是鲁姆斯甲醇制烯烃分离技术，其技术是：产品气采用四段压缩，最终压力3.0MPa以上；二段压缩单元出口脱除氧化物和酸性气体；前脱丙烷后加氢，产品气干燥和脱丙烷设置在三段压缩单元出口，用高、低压双塔脱丙烷；脱甲烷系统在产品气压缩机四段出口下游，用过冷的丙烯精馏塔釜丙烷来洗涤吸收脱甲烷塔尾气的乙烯，洗涤丙烷循环流量超过丙烯精馏塔净进料的30％，这股循环物料要经过脱甲烷塔或吸收塔、脱乙烷塔及丙烯精馏塔；采用丙烯压缩制冷，丙烯冷剂分四个冷级。其次是惠生烯烃分离技术，大都是和UOP联合应用，UOP完整的烯烃分离技术在我国没有应用业绩，它只对产品气做初步处理，产品气就做三段压缩和氧化物、水分及酸性气体的脱除，其它的产品气净化分离由惠生烯烃分离工艺来实现。惠生烯烃分离工艺是：产品气采用四段压缩，最终压力3.0MPa以上；三段压缩单元出口脱除氧化物和酸性气体；前脱丙烷后加氢，产品气干燥和脱丙烷也是在三段压缩单元出口完成，用高、低压双塔脱丙烷；脱甲烷系统在产品气压缩机四段出口下游，用过冷的丙烯精馏塔釜丙烷来洗涤吸收脱甲烷塔尾气的乙烯，甲烷尾气中的乙烯是在独立的塔内进行洗涤回收，洗涤丙烷循环流量超过丙烯精馏塔净进料的30％，这股循环物料要经过脱甲烷塔或吸收塔、脱乙烷塔及丙烯精馏塔；采用丙烯压缩制冷，丙烯冷剂分四个冷级。

SEI烯烃分离技术很先进也很稳定，但国内目前投产的生产装置应用的并不多，其技术特点主要是前脱乙烷后加氢，采用混合碳四洗涤吸收甲烷尾气中的乙烯组分，乙烯回收塔与脱甲烷塔分开操作，洗涤混合碳四在乙烯回收塔、脱乙烷塔、高压脱丙烷塔和低压脱丙烷塔等系统内循环，丙烯精馏塔没有循环物料，因此，SEI烯烃分离技术的丙烯精馏塔就比相同规模的用丙烷作洗涤液的甲醇制烯烃装置的丙烯精馏塔负荷小至少30％。

国内还有少数甲醇制烯烃的烯烃分离装置采用前脱丙烷工艺，选择混合碳三与丙烷同时使用来洗涤吸收甲烷尾气的乙烯。也有个别采用前脱乙烷工艺而使用丙烷洗涤吸收液的装置。

在国内已经投产和在建的甲醇制烯烃装置无论采用哪种烯烃分离技术，产品气的压缩都是使用四段离心压缩机，产品气最终压力控制在3.0MPa以上；采用价值相对较低过冷物料来洗涤回收甲烷尾气中乙烯；高、低压双塔脱丙烷系统；高压脱丙烷塔在产品气压缩系统内；只有丙烯冷剂，所提供最低冷级的冷剂是-41℃，导致碳二和碳一尾气无法有效分离，为了回收碳一尾气夹带的乙烯组分，各个厂家大都采用提高碳一、碳二分离系统的压力，并采用比丙烯廉价的液态过冷物料(如丙烷、混合碳四等)洗涤吸收的方法降低乙烯损失，而这股用于洗涤吸收物料都是从烯烃分离单元的下游返回上游的，势必造成大量物料在系统内循环，但是，由于最低温度的限制，仍有一定量的乙烯和部分洗涤物料夹带在碳一尾气中，最后作为燃料气被烧掉，这些用于洗涤吸收的物料与乙烯、丙烯相比价值低很多，但它比燃料气的价格要高很多，一个年处理180万吨甲醇的MTO装置每年从碳一尾气损失的乙烯、丙烯及洗涤吸收物料价值在3000万元以上。而这股用于洗涤吸收物料必须在烯烃分离装置的多个系统循环，造成投资和运行费用升高。

发明内容

本发明是针对现有甲醇制烯烃领域的烯烃分离工艺能耗较高、碳一气中含有较多有较高价值物料的缺点，提出一种低能耗MTO产品气的分离工艺及系统，该工艺可以降低投资费用和操作费用，有效减少碳一尾气较高价值物料的含量。

本发明的目的是通过以下技术方案来实现的：

一种低能耗MTO产品气的分离工艺，依次包含以下步骤：

1)来自甲醇制烯烃反应器的产品气经急冷水洗降温后进入烯烃分离装置的一段压缩单元及二段压缩单元进行压缩；

2)产品气经步骤1)中的压缩机二级压缩后，分别进入氧化物脱除塔和碱洗塔，分别进行氧化物和酸性气体脱除；

3)通过步骤2)净化后的压缩气体经过三段压缩单元压缩至2.0Mpa～2.8Mpa，之后经过冷却器冷却后进入干燥器进料分液罐，其罐顶的气相物料进入气相干燥器，其罐底的液相物料经输送泵送至液相产品气聚结器脱除部分水分后进入液相干燥器；

4)经过步骤3)干燥的气相和液相产品气直接进入高压脱碳三塔；高压脱碳三塔的塔顶气相物料经冷却后进入脱碳一塔，其塔釜物料进入次高压脱碳三塔，次高压脱碳三塔的塔顶物料通过冷凝器冷凝后进入回流罐，回流罐内的液相混合碳三用输送泵送出，一部分经冷却器冷却后作为碳一、碳二分离的洗涤吸收液进入脱碳一塔的塔顶；

5)脱碳一塔的塔顶的碳一气相物料进入无动力深冷设备，冷却后的富含碳二、碳三的液相物料返回脱碳一塔或碳二回收塔塔顶；次高压脱碳三塔回流罐的另一部分混合碳三经回流泵打回次高压脱碳三塔作为回流，多余部分直接送入丙烯精馏塔；

6)脱碳一塔的塔釜物料自压进入脱碳二塔，脱碳二塔的塔顶气相被冷凝器部分冷凝，液相做脱碳二塔的回流，气相碳二根据乙炔含量直接进入乙烯精馏塔或经乙炔加氢反应器脱除乙炔后进入乙烯精馏塔，脱碳二塔的塔釜物料自压进入丙烯精馏塔；

7)进入乙烯精馏塔的碳二被分离成聚合级乙烯产品和乙烷产品，聚合级乙烯产品送到乙烯储罐，乙烷产品在无动力深冷设备中与碳一尾气联合制冷，之后乙烷和碳一尾气混合气体复热后进入干燥器再生系统或直接进入燃料气系统；

8)进丙烯精馏塔的碳三被分离成聚合级丙烯产品和丙烷产品，聚合级丙烯产品和丙烷产品分别被送到丙烯储罐和丙烷储罐；

9)次高压脱碳三塔的塔釜物料自压送入脱碳四塔，在脱碳四塔中被分离为混合碳四产品和混合碳五产品，这两种产品分别被送到混合碳四储罐和混合碳五储罐。

进一步地，其中所述分离工艺依次包含以下步骤：

1)来自甲醇制烯烃反应器的产品气经急冷水洗降温至38℃～42℃后，进入烯烃分离装置的一段压缩单元压缩至0.2Mpa～0.4Mpa，之后进入二段压缩单元压缩至0.8Mpa～1.3Mpa；

2)产品气经步骤1)中的压缩机二级压缩后，分别进入氧化物脱除塔和碱洗塔，进行氧化物和酸性气体脱除；

3)通过步骤2)净化后的压缩气体经过三段压缩单元压缩至2.0Mpa～2.8Mpa，之后经过冷却器冷却至10℃～15℃后进入干燥器进料分液罐，其罐顶的气相物料进入气相干燥器，其罐底的液相物料经输送泵送至液相产品气聚结器脱除部分水分后进入液相干燥器；

4)经过步骤3)干燥的气相和液相产品气直接进入高压脱碳三塔；高压脱碳三塔的塔顶气相物料经冷却至-40℃～-35℃后进入脱碳一塔，其塔釜物料进入次高压脱碳三塔，次高压脱碳三塔的塔顶物料通过冷凝器的38℃～45℃冷凝后进入回流罐，回流罐内的液相混合碳三用输送泵送出，一部分经冷却器冷却至-25℃～-15℃后作为碳一、碳二分离的洗涤吸收液进入脱碳一塔的塔顶；

5)脱碳一塔的塔顶的碳一气相物料进入无动力深冷设备，冷却至-130℃～-110℃后的富含碳二、碳三的液相物料经冷箱复热至-40℃～-38℃后和用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料混合返回脱碳一塔或碳二回收塔塔顶；次高压脱碳三塔回流罐的另一部分混合碳三经回流泵打回次高压脱碳三塔作为回流，多余部分直接送入丙烯精馏塔；

6)脱碳一塔的塔釜物料自压进入脱碳二塔，脱碳二塔的塔顶气相被冷凝器于-23℃～-15℃部分冷凝，液相做脱碳二塔的回流，气相碳二根据乙炔含量直接进入乙烯精馏塔或经乙炔加氢反应器脱除乙炔后进入乙烯精馏塔，脱碳二塔的塔釜物料自压进入丙烯精馏塔；

7)进入乙烯精馏塔的碳二被分离成聚合级乙烯产品和乙烷产品，聚合级乙烯产品送到乙烯储罐，乙烷产品在无动力深冷设备中与碳一尾气于-100℃～-70℃联合制冷，之后乙烷和碳一尾气混合气体复热至常温后进入干燥器再生系统或直接进入燃料气系统；

8)进丙烯精馏塔的碳三被分离成聚合级丙烯产品和丙烷产品，聚合级丙烯产品和丙烷产品分别被送到丙烯储罐和丙烷储罐；

9)次高压脱碳三塔的塔釜物料自压送入脱碳四塔，在脱碳四塔中被分离为混合碳四产品和混合碳五产品，这两种产品分别被送到混合碳四储罐和混合混合碳五储罐。

进一步地，其中所述高压脱碳三塔的工作压力范围为2.0Mpa～2.8Mpa；所述次高压脱碳三塔的工作压力范围为1.2Mpa～1.7Mpa；所述脱碳一塔的工作压力范围为2.0MPa～2.8MPa；所述脱碳二塔的工作压力范围为2.0Mpa～2.5Mpa；所述乙炔加氢反应器的工作压力范围为1.6Mpa～2.0Mpa；所述乙烯精馏塔的工作压力范围为1.6Mpa～1.8Mpa；所述脱碳四塔的工作压力范围为0.3MPa～0.4MPa。

进一步地，其中用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料是从所述脱碳一塔上游的次高压脱碳三塔回流泵经过冷却至-25℃～--20℃后与复热后富含碳二、碳三的深冷设备回收液混合送入该塔，未在脱碳一塔、脱碳二塔、高压脱碳三塔、次高压脱碳三塔或丙烯精馏塔之间循环；

由于脱碳一塔及高压脱碳三塔在2.0Mpa～2.8Mpa的压力下联合控制操作，所述高压脱碳三塔的塔顶的气相物料经回流罐顶进入脱碳一塔。

进一步地，其中所述乙烯精馏塔的塔底的乙烷产品减压至0.35Mpa～1.0Mpa后汇入无动力深冷设备。

进一步地，其中在压缩机开始启动时，用于三段压缩单元的防喘振线起点在干燥器进料分液罐顶部的气相管线上，循环到三段压缩单元吸入口的物料不经过气相干燥器。

进一步地，其中所述脱碳二塔中的混合碳三物料进入冷却器冷却至-25℃～-15℃，为脱碳二塔提供回流。

一种低能耗MTO产品气的分离系统，包括通过管道依次连接的一段压缩单元、二段压缩单元、氧化物脱除塔、碱洗塔、三段压缩单元、冷却器及干燥器进料分液罐；所述干燥器进料分液罐的顶部连接有气相干燥器，所述干燥器进料分液罐的底部经输送泵连接有液相干燥器，所述输送泵与液相干燥器之间连接有液相产品气聚结器，所述气相干燥器及液相干燥器分别连接有高压脱碳三塔，所述高压脱碳三塔连接有脱碳一塔，所述脱碳一塔连接有无动力深冷设备；所述脱碳一塔还连接有脱碳二塔，所述脱碳二塔连接有乙炔加氢反应器，所述乙炔加氢反应器连接有乙烯精馏塔，所述脱碳二塔还连接有丙烯精馏塔；所述高压脱碳三塔的底部连接有次高压脱碳三塔，所述次高压脱碳三塔的顶部连接有冷凝器，所述冷凝器连接有回流罐，所述回流罐连接有回流泵，所述回流泵连接有丙烯精馏塔，所述次高压脱碳三塔的底部连接有脱碳四塔。

进一步地，其中所述气相干燥器设置于三段压缩单元的下游。

进一步地，其中所述三段压缩单元的防喘振线设置于气相干燥器之前，产品气压缩机第三段防喘振线始于干燥器进料分离罐顶部。

进一步地，其中所述高压脱碳三塔、次高压脱碳三塔的塔顶冷凝器中的制冷剂均为循环水或空冷。

本发明能够达到如下技术效果：

1、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离工艺，用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料是从碳一与碳二分离系统的上游经过冷后送入该系统，不会在脱碳一塔、脱碳二塔、脱碳三塔或丙烯精馏塔之间循环，相应系统的设备、管线及阀门尺寸会减小，系统投资成本和运行成本都会大大降低；

2、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离工艺，由于脱碳一塔和脱碳三塔压力联合控制操作，高压脱碳三塔塔顶的气相物料经回流罐顶进入脱碳一塔，高压脱碳三塔的塔顶压力和脱碳一塔的压力由碳一尾气的采出量控制。采用该控制方法既能降低所需产品气的压力，又能满足碳一与碳二分离所要求的压力；

3、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离工艺，由于采用三段离心压缩完成甲醇制烯烃产品气的压缩，脱碳一塔和脱碳三塔压力联合控制操作不仅降低了甲醇制烯烃产品气分离所需的压力，而且降低了系统的投资费用和运行成本；

4、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离工艺，其将乙烯精馏塔塔底的乙烷产品减压后汇入无动力深冷设备，充分发挥这股液相乙烷的制冷效果，以降低系统的运行能耗；

5、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离系统，其由于产品气的干燥设置在产品气压缩单元的末级压缩出口，此时甲醇制烯烃产品气出口压力最高，进干燥器之前能大量分离出游离水，减小了干燥器的负荷；气相干燥器单位体积处理气量更大，干燥效率更高，降低运行成本；

6、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离系统，其由于产品气压缩机末级压缩防喘振线设在产品气气相干燥器之前，产品气压缩机第三段防喘振线始于干燥器进料分离罐顶部，从而使得装置开车、停车及其它异常情况时产品气压缩机自身循环不会影响气相干燥器，降低操作成本；

7、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离系统，其由于脱碳三塔脱离了产品气压缩机，与当前大多数甲醇制烯烃产品气的分离工艺相比，本工艺的脱碳三塔不设置在产品气压缩机段间，不仅降低了压缩机段间的压力损失，而且提高了压缩效率，节省运行成本；

8、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离系统，其采用无动力深冷设备充分回收其中的碳二、碳三及碳四等有价值物料，大大降低了系统的物料消耗；

9、本发明所提供的低能耗MTO产品气的分离系统，其采用两个高压脱碳三塔，次高压脱碳三塔塔顶冷凝器用循环水或空冷来代替丙烯冷剂，用低品位冷媒(是指制冷温度不太低(25℃左右)、容易获取且获取成本低的冷媒)代替高品位冷媒，可以降低系统的运行成本。

附图说明

图1为本发明所述的低能耗MTO产品气的分离系统的连接示意图。

其中，101-一段压缩单元；102-二段压缩单元；103-三段压缩单元；104-氧化物脱除塔；105-碱洗塔；106-冷却器；107-干燥器进料分液罐；108-输送泵；109-液相干燥器；110-气相干燥器；201-高压脱碳三塔；202-次高压脱碳三塔；203-冷凝器；204-回流罐；205-回流泵；206-脱碳一塔；207-冷却器；208-无动力深冷设备；301-脱碳二塔；302-乙炔加氢反应器；303-乙烯精馏塔；304-丙烯精馏塔；305-脱碳四塔。

具体实施方式

下面结合具体实施对本发明做进一步的描述，所述实施例的示例旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。实施例中未注明个体技术或条件者，按照本领域内的文献所描述的技术或条件或按照产品说明书进行。

除非特别说明，以下材料或试剂均为市售。

实施例1

如图1所示，本实施例提供了一种低能耗MTO产品气的分离工艺，依次包含以下步骤：

1)来自甲醇制烯烃反应器的产品气(包括氢气、氮气、一氧化碳、二氧化碳、碳一到碳五的烃类)经急冷水洗降温至38℃～42℃后，进入烯烃分离装置的一段压缩单元101压缩至0.2Mpa～0.4Mpa，之后进入二段压缩单元102压缩至0.8Mpa～1.3Mpa；

2)产品气经步骤1)中的压缩机二级压缩后，分别进入氧化物脱除塔104和碱洗塔105，分别进行氧化物(醛类、酮类、醇类、醚类等有机氧化物)和酸性气体(主要是二氧化碳和硫化氢)脱除；

3)通过步骤2)净化后的压缩气体经过三段压缩单元103压缩，之后经过冷却器106冷却至10℃～15℃后进入干燥器进料分液罐107，其罐顶的气相物料(主要是碳二、碳三及少量的一氧化碳、甲烷、氮气、碳四、碳五)进入气相干燥器110，其罐底的液相物料(主要是碳二、碳三、碳四、碳五及微量甲烷)经输送泵108送至液相产品气聚结器脱除部分水分后进入液相干燥器109；

4)经过步骤3)干燥的气相和液相产品气直接进入高压脱碳三塔201(工作压力范围为2.0Mpa～2.8Mpa)；高压脱碳三塔201的塔顶气相物料(主要是碳二、碳三及少量甲烷、氢气、氮气)经冷却至-40℃～-35℃后进入脱碳一塔206，其塔釜物料(包括碳三、碳四、碳五等)进入次高压脱碳三塔202(工作压力范围为1.2Mpa～1.7Mpa)，次高压脱碳三塔202的塔顶物料(理论上都是碳三，就是丙烯和丙烷)通过冷凝器203的38℃～45℃冷凝后进入回流罐204，回流罐204内的液相混合碳三(理论上都是碳三，就是丙烯和丙烷)用输送泵205送出，一部分经冷却器207冷却至-25℃～-15℃后作为碳一、碳二分离的洗涤吸收液(理论上都是碳三，就是丙烯和丙烷)进入脱碳一塔206(工作压力范围为2.0MPa～2.8MPa)的塔顶；

5)脱碳一塔206的塔顶的碳一气相物料(主要是甲烷、氢气、氮气及少量的一氧化碳、碳二、碳三、碳四等)进入无动力深冷设备208，冷却至-130℃～-110℃后的富含碳二、碳三的液相物料(碳二是乙烷和乙烯，碳三是丙烷和丙烯)经冷箱复热至-40℃～-38℃后和用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料混合返回脱碳一塔206或碳二回收塔(其作用相当于脱碳一塔的上部，和脱碳一塔分开设计就是碳二回收塔)塔顶；次高压脱碳三塔回流罐204的另一部分混合碳三(丙烷和丙烯)经回流泵205打回次高压脱碳三塔202作为回流，多余部分直接送入丙烯精馏塔304(是通过次高压脱碳三塔202的回流泵205进入丙烯精馏塔，回流泵出口去三个地方：1.作为吸收液去脱碳一塔；2.次高压脱碳三塔回流；3.丙烯精馏塔进料)；

6)脱碳一塔206的塔釜物料(碳二到碳三的烃类)自压进入脱碳二塔301，脱碳二塔301的塔顶气相(乙烯和乙烷)被冷凝器于-23℃～-15℃部分冷凝，液相做脱碳二塔301(工作压力范围为2.0Mpa～2.5Mpa)的回流，气相碳二(乙烯、乙烷及微量的乙炔)根据乙炔含量(乙炔是聚合级乙烯产品的杂质，要求含量小于5PPM。正常情况下甲醇制烯烃工艺碳二中乙炔含量小于3PPM，装置生产波动可能乙炔含量升高，设置一台乙炔加氢反应器防止不正常情况乙炔超标。)直接进入乙烯精馏塔303(工作压力范围为1.6Mpa～1.8Mpa)或经乙炔加氢反应器302(工作压力范围为1.6Mpa～2.0Mpa)脱除乙炔后进入乙烯精馏塔303，脱碳二塔301的塔釜物料(丙烯和丙烷)自压进入丙烯精馏塔304；

7)进入乙烯精馏塔303的碳二(乙烯和乙烷)被分离成聚合级乙烯产品(乙烯不小于99.95％，甲烷+乙烷不大于500PPM，碳三及重组分不大于10PPM，乙炔不大于5PPM，一氧化碳不大于1PPM，二氧化碳不大于5PPM，氢气不大于5PPM，水不大于5PPM，甲醇不大于4PPM，硫不大于1PPM。)和乙烷产品(乙烯不大于1％，碳三不大于1.6％，乙烷不小于97.4％)，聚合级乙烯产品送到乙烯储罐储存，乙烷产品减压后在无动力深冷设备208中与碳一尾气(包括甲烷、氢气、氮气、一氧化碳、碳二、碳三等)于-100℃～-70℃联合制冷，之后乙烷和碳一尾气混合气体复热至常温后后进入干燥器再生系统或直接进入燃料气系统(联合制冷的目的是回收碳一甲烷尾气中的乙烯、丙烯及丙烷；碳一尾气用于再生干燥器可以节省氮气，而且可以继续用作燃料气)；

8)进入丙烯精馏塔304的碳三被分离成聚合级丙烯产品和丙烷产品，聚合级丙烯产品和丙烷产品分别被送到丙烯储罐和丙烷储罐储存；

9)次高压脱碳三塔202的塔釜物料(主要组分是碳四、碳五及少量的重烃)自压送入脱碳四塔305(工作压力范围为0.3MPa～0.4MPa)，在脱碳四塔305中被分离为混合碳四产品(包括丁烷、丁烯及丁二烯)和混合碳五产品(指碳五及少量更重的烃类，由于量很少，没有再进一步分离)，这两种产品分别被送到混合碳四储罐和混合碳五储罐储存。

其中，用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料是从脱碳一塔206上游的次高压脱碳三塔回流泵经过冷却至-25℃～-20℃后与复热后富含碳二、碳三的深冷设备回收液混合送入该塔，未在脱碳一塔206、脱碳二塔301、高压脱碳三塔201、次高压脱碳三塔202或丙烯精馏塔304之间循环。

由于脱碳一塔206、高压脱碳三塔201在2.0Mpa～2.8Mpa的压力是联合控制操作，高压脱碳三塔201的塔顶的气相物料经回流罐顶直接进入脱碳一塔206。

在压缩机开始启动时或装置负荷较低时，用于三段压缩单元103的防喘振线起点在干燥器进料分液罐107顶部的气相管线上，循环到三段压缩单元103的吸入口的物料不经过气相干燥器110。

脱碳二塔301塔顶的气相混合碳二物料(乙烯和乙烷)进入冷却器冷却至-25℃～-15℃，为脱碳二塔301提供回流。

乙烯精馏塔303的塔底的乙烷产品减压至0.35Mpa～1.0Mpa后汇入无动力深冷设备。

实施例2

如图1所示，本实施例提供了一种低能耗MTO产品气的分离系统，包括通过管道依次连接的一段压缩单元101、二段压缩单元102、氧化物脱除塔104、碱洗塔105、三段压缩单元103、冷却器106及干燥器进料分液罐107；所述干燥器进料分液罐107的顶部连接有气相干燥器110，所述干燥器进料分液罐107的底部经输送泵108连接有液相干燥器109，所述输送泵108与液相干燥器109之间连接有液相产品气聚结器，所述气相干燥器110及液相干燥器109分别连接有高压脱碳三塔201，所述高压脱碳三塔201连接有脱碳一塔206，所述脱碳一塔206连接有无动力深冷设备208；所述脱碳一塔206还连接有脱碳二塔301，所述脱碳二塔301连接有乙炔加氢反应器302，所述乙炔加氢反应器302连接有乙烯精馏塔303，所述脱碳二塔301还连接有丙烯精馏塔304；所述高压脱碳三塔201的底部连接有次高压脱碳三塔202，所述次高压脱碳三塔202的顶部连接有冷凝器203，所述冷凝器203连接有回流罐204，所述回流罐204连接有回流泵205，所述回流泵205连接有丙烯精馏塔304，所述次高压脱碳三塔202的底部连接有脱碳四塔305。

进一步地，其中所述气相干燥器110设置于三段压缩单元103的下游。

进一步地，其中所述三段压缩单元103的防喘振线设置于气相干燥器110之前，产品气压缩机第三段防喘振线始于干燥器进料分离罐107d顶部。

进一步地，其中所述高压脱碳三塔201、次高压脱碳三塔202的塔顶冷凝器中的制冷剂均为循环水或空冷。

经过本发明的MTO产品气分离的系统的处理，低级烯烃产品功功耗可从230千克标准煤/吨下降至210千克标准煤/吨，丙烯收率增加2t/h以上，乙烯收率增加0.5t/h以上，经济效益客观。

以上所述实施例仅是为充分说明本发明而所举的实施例，本发明的保护范围不限于此。本技术领域的技术人员在本发明基础上所作的等同替代或变换，均在本发明的保护范围之内。本发明的保护范围以权利要求书为准。

Claims (10)

1.一种低能耗MTO产品气的分离工艺，其特征在于，依次包含以下步骤：

1)来自甲醇制烯烃反应器的产品气经急冷水洗降温后进入烯烃分离装置的一段压缩单元及二段压缩单元进行压缩；

2)产品气经步骤1)中的压缩机二级压缩后，分别进入氧化物脱除塔和碱洗塔，分别进行氧化物和酸性气体脱除；

3)通过步骤2)净化后的压缩气体经过三段压缩单元压缩，之后经过冷却器冷却后进入干燥器进料分液罐，其罐顶的气相物料进入气相干燥器，其罐底的液相物料经输送泵送至液相产品气聚结器脱除部分水分后进入液相干燥器；

4)经过步骤3)干燥的气相和液相产品气直接进入高压脱碳三塔；高压脱碳三塔的塔顶气相物料经冷却后进入脱碳一塔，其塔釜物料进入次高压脱碳三塔，次高压脱碳三塔的塔顶物料通过冷凝器冷凝后进入回流罐，回流罐内的液相混合碳三用输送泵送出，一部分经冷却器冷却后作为碳一、碳二分离的洗涤吸收液进入脱碳一塔的塔顶；

5)脱碳一塔的塔顶的碳一气相物料进入无动力深冷设备，冷却后的富含碳二、碳三的液相物料返回脱碳一塔或碳二回收塔塔顶；次高压脱碳三塔回流罐的另一部分混合碳三经回流泵打回次高压脱碳三塔作为回流，多余部分直接送入丙烯精馏塔；

6)脱碳一塔的塔釜物料自压进入脱碳二塔，脱碳二塔的塔顶气相被冷凝器部分冷凝，液相做脱碳二塔的回流，气相碳二根据乙炔含量直接进入乙烯精馏塔或经乙炔加氢反应器脱除乙炔后进入乙烯精馏塔，脱碳二塔的塔釜物料自压进入丙烯精馏塔；

7)进入乙烯精馏塔的碳二被分离成聚合级乙烯产品和乙烷产品，聚合级乙烯产品送到乙烯储罐，乙烷产品在无动力深冷设备中与碳一尾气联合制冷，之后乙烷和碳一尾气混合气体复热后进入干燥器再生系统或直接进入燃料气系统；

8)进入丙烯精馏塔的碳三被分离成聚合级丙烯产品和丙烷产品，聚合级丙烯产品和丙烷产品分别被送到丙烯储罐和丙烷储罐；

9)次高压脱碳三塔的塔釜物料自压送入脱碳四塔，在脱碳四塔中被分离为混合碳四产品和混合碳五产品，这两种产品分别被送到混合碳四储罐和混合碳五储罐。

2.如权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，依次包含以下步骤：

1)来自甲醇制烯烃反应器的产品气经急冷水洗降温至38℃～42℃后，进入烯烃分离装置的一段压缩单元压缩至0.2Mpa～0.4Mpa，之后进入二段压缩单元压缩至0.8Mpa～1.3Mpa；

2)产品气经步骤1)中的压缩机二级压缩后，分别进入氧化物脱除塔和碱洗塔，进行氧化物和酸性气体脱除；

3)通过步骤2)净化后的压缩气体经过三段压缩单元压缩至2.0Mpa～2.8Mpa，之后经过冷却器冷却至10℃～15℃后进入干燥器进料分液罐，其罐顶的气相物料进入气相干燥器，其罐底的液相物料经输送泵送至液相产品气聚结器脱除部分水分后进入液相干燥器；

4)经过步骤3)干燥的气相和液相产品气直接进入高压脱碳三塔；高压脱碳三塔的塔顶气相物料经冷却至-40℃～-35℃后进入脱碳一塔，其塔釜物料进入次高压脱碳三塔，次高压脱碳三塔的塔顶物料通过冷凝器的38℃～45℃冷凝后进入回流罐，回流罐内的液相混合碳三用输送泵送出，一部分经冷却器冷却至-25℃～-15℃后作为碳一、碳二分离的洗涤吸收液进入脱碳一塔的塔顶；

5)脱碳一塔的塔顶的碳一气相物料进入无动力深冷设备，冷却至-130℃～-110℃后的富含碳二、碳三的液相物料经冷箱复热至-40℃～-38℃后和用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料混合返回脱碳一塔或碳二回收塔塔顶；次高压脱碳三塔回流罐的另一部分混合碳三经回流泵打回次高压脱碳三塔作为回流，多余部分直接送入丙烯精馏塔；

6)脱碳一塔的塔釜物料自压进入脱碳二塔，脱碳二塔的塔顶气相被冷凝器于-23℃～-15℃部分冷凝，液相做脱碳二塔的回流，气相碳二根据乙炔含量直接进入乙烯精馏塔或经乙炔加氢反应器脱除乙炔后进入乙烯精馏塔，脱碳二塔的塔釜物料自压进入丙烯精馏塔；

7)进入乙烯精馏塔的碳二被分离成聚合级乙烯产品和乙烷产品，聚合级乙烯产品送到乙烯储罐，乙烷产品在无动力深冷设备中与碳一尾气于-100℃～-70℃联合制冷，之后乙烷和碳一尾气混合气体复热至常温后进入干燥器再生系统或直接进入燃料气系统；

8)进丙烯精馏塔的碳三被分离成聚合级丙烯产品和丙烷产品，聚合级丙烯产品和丙烷产品分别被送到丙烯储罐和丙烷储罐；

9)次高压脱碳三塔的塔釜物料自压送入脱碳四塔，在脱碳四塔中被分离为混合碳四产品和混合碳五产品，这两种产品分别被送到混合碳四储罐和混合混合碳五储罐。

3.如权利要求2所述的分离工艺，其特征在于，所述高压脱碳三塔的工作压力范围为2.0Mpa～2.8Mpa；所述次高压脱碳三塔的工作压力范围为1.2Mpa～1.7Mpa；所述脱碳一塔的工作压力范围为2.0MPa～2.8MPa；所述脱碳二塔的工作压力范围为2.0Mpa～2.5Mpa；所述乙炔加氢反应器的工作压力范围为1.6Mpa～2.0Mpa；所述乙烯精馏塔的工作压力范围为1.6Mpa～1.8Mpa；所述脱碳四塔的工作压力范围为0.3MPa～0.4MPa。

4.如权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，用于碳一与碳二分离的洗涤吸收物料是从所述脱碳一塔上游的次高压脱碳三塔回流泵经过冷却至-25℃～--20℃后与复热后富含碳二、碳三的深冷设备回收液混合送入该塔，未在脱碳一塔、脱碳二塔、高压脱碳三塔、次高压脱碳三塔或丙烯精馏塔之间循环；

由于脱碳一塔及高压脱碳三塔在2.0Mpa～2.8Mpa的压力下联合控制操作，所述高压脱碳三塔的塔顶的气相物料经回流罐顶进入脱碳一塔。

5.如权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，所述乙烯精馏塔的塔底的乙烷产品减压至0.35Mpa～1.0Mpa后汇入无动力深冷设备。

6.如权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，在压缩机开始启动时，用于三段压缩单元的防喘振线起点在干燥器进料分液罐顶部的气相管线上，循环到三段压缩单元的吸入口的物料不经过气相干燥器，所述脱碳二塔中的混合碳三物料进入冷却器冷却至-25℃～-15℃，为脱碳二塔提供回流。

7.一种低能耗MTO产品气的分离系统，其特征在于，包括通过管道依次连接的一段压缩单元、二段压缩单元、氧化物脱除塔、碱洗塔、三段压缩单元、冷却器及干燥器进料分液罐；所述干燥器进料分液罐的顶部连接有气相干燥器，所述干燥器进料分液罐的底部经输送泵连接有液相干燥器，所述输送泵与液相干燥器之间连接有液相产品气聚结器，所述气相干燥器及液相干燥器分别连接有高压脱碳三塔，所述高压脱碳三塔连接有脱碳一塔，所述脱碳一塔连接有无动力深冷设备；所述脱碳一塔还连接有脱碳二塔，所述脱碳二塔连接有乙炔加氢反应器，所述乙炔加氢反应器连接有乙烯精馏塔，所述乙烯精馏塔连接有无动力深冷设备，所述脱碳二塔还连接有丙烯精馏塔；所述高压脱碳三塔的底部连接有次高压脱碳三塔，所述次高压脱碳三塔的顶部连接有冷凝器，所述冷凝器连接有回流罐，所述回流罐连接有回流泵，所述回流泵连接有丙烯精馏塔，所述次高压脱碳三塔的底部连接有脱碳四塔。

8.如权利要求7所述的分离系统，其特征在于，所述气相干燥器设置于三段压缩单元的下游。

9.如权利要求7所述的分离系统，其特征在于，所述三段压缩单元的防喘振线设置于气相干燥器之前，产品气压缩机第三段防喘振线始于干燥器进料分离罐顶部。

10.如权利要求7所述的分离系统，其特征在于，所述高压脱碳三塔、次高压脱碳三塔的塔顶冷凝器中的制冷剂均为循环水或空冷。