CN109651038A - Mto工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法 - Google Patents

Mto工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法 Download PDF

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CN109651038A CN201811502983.3A CN201811502983A CN109651038A CN 109651038 A CN109651038 A CN 109651038A CN 201811502983 A CN201811502983 A CN 201811502983A CN 109651038 A CN109651038 A CN 109651038A
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Abstract

本发明涉及一种MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，主要解决现有技术中低碳烯烃回收率低、设备投资高、占地面积大的问题。本发明通过采用一种MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，于180万吨/年MTO装置和60万吨/年PDH装置来说，利用甲醇和丙烷的价格优势，依托MTO装置现有设备以减少新增设备，实现MTO与PDH的耦合，由此回收轻烃效益0.22亿元/年，减少设备投资5.23亿元，减少占地1.8公顷的技术方案较好地解决了上述问题，可用于MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合中。

Description

MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法
技术领域
本发明涉及一种MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，即一种甲醇制烯烃MTO工艺与丙烷脱氢PDH工艺一体化的工艺；在充分依托甲醇制烯烃MTO工艺的现有设备前提下，实现PDH装置与MTO装置耦合的技术方法，降低了设备投资，减少了建设用地，回收了PDH装置中的轻质烯烃，可应用于制备低碳烯烃工业生产中。
背景技术
目前，甲醇制烯烃MTO工艺技术已经日益成熟，商业化工业装置已平稳运行多年。MTO原料甲醇可通过煤炭或天然气制备，其资源丰富、供应稳定、价格低廉，经济效益良好，根据最新报道，目前北美天然气/页岩气的资源十分丰富，价格非常有吸引力，有较好成本优势。对于甲醇制烯烃工艺中生成的烯烃混合物，其组分与石油蒸汽热裂解产生的裂解气相近，因此，典型MTO的分离方法可以采用蒸汽热裂解的分离方法，包括：深冷流程和油洗吸收流程等。但MTO反应气中氢气和甲烷含量较低，C4及C4以上重组分含量也少于裂解气，而丙烯和丙烷含量明显高于裂解气，因此MTO分离流程与裂解气分离流程又有不同。常规深冷分离方法，通过采用氨、丙烯、乙烯，甚至甲烷等冷剂，以及利用高压气液节流或者膨胀机等得到-100℃左右甚至更低的低温，从而实现烯烃的分离，而且分离的综合能耗较小。但是深冷分离方法存在冷量需求大、设备材料要求高、工程投资费用高等不足。常规油吸收分离工艺与深冷分离之间的差别主要在于脱除气体混合物中的氢和甲烷的方法不同。深冷分离法是采用低温分凝和低温分馏的方法从裂解气中分离氢和甲烷，所需低温条件可达到-90℃以下。油吸收分离法一般利用C3、C4、C5和芳烃馏分作为吸收剂吸收裂解气中的C2及以上烃类而从裂解气中分离出甲烷和氢，所需低温条件在-40℃以上，因此整个装置只需配置-40℃的丙烯制冷系统，使制冷系统大为简化，同时设备选材可避免选择耐低温的不锈钢，设备投资较小。但是油吸收分离方法存在分离效率低、综合能耗高的不足。
甲醇制备低碳烯烃的MTO工艺采用催化转化反应技术，具有较高的反应效率。专利CN 102060645公开了一种甲醇脱水制烯烃工艺，反应催化剂活性好，稳定性高，获得了较高的烯烃产率，解决了催化剂在反应过程中易结碳失活等不足。专利CN101921161公开了一种甲醇制烯烃MTO气体分离工艺流程，采用前脱碳三及分凝分馏技术，用碳三作洗涤剂，工艺流程简单，具有投资低，操作费用低，乙烯损失少等优点。专利CN107417481公开了MTO工艺与轻烃裂解前脱乙烷工艺耦合的方法，由此增加了丙烯产量，减少了轻烃消耗，节约了运行费用。
目前，世界上丙烷脱氢制丙烯PDH专利技术有：ABB Lummus公司的Catofin工艺、UOP公司的Oleflex工艺、Snamprogetti/Yarsintz公司的FBD-4工艺、Uhde公司的Star工艺以及林德/巴斯夫公司的PDH工艺。这些工艺普遍采用深冷工艺来分离丙烷脱氢制丙烯反应产物。深冷分离工艺是石脑油蒸汽裂解产物分离的主要方法，技术成熟，应用广泛，由于深冷分离工艺冷剂温度低，反应产物中碳三几乎全部都冷凝下来，因而丙烯收率高、综合能耗低，但对设备材质要求高、工程投资费用也高。
随着近年来PDH的应用越来越多，专利公开号CN103664455一种丙烯的制备方法，专利公开号CN106316761丙烷脱氢制丙烯反应产物的分离方法，专利公开号CN105152840一种碳四烃物流的精制工艺，都公开了PDH反应气的分离方法。专利公开号CN107602323公开了丙烷脱氢工艺与轻烃裂解前脱丙烷工艺耦合的方法，由此增加了丙烯产量，降低了投资，减少了占地面积。
现有技术专利公开号CN102060645和专利公开号CN101921161仅仅应用于MTO装置中；现有技术专利公开号CN103664455和CN106316761以及CN105152840只涉及丙烷脱氢装置；现有技术专利公开号CN107417481和CN107602323仅仅涉及乙烯工艺与MTO工艺或PDH工艺耦合；尚未见MTO工艺和PDH工艺直接耦合的报道。由于MTO工艺装置和PDH工艺装置分别单独设置，无法体现MTO工艺与PDH工艺耦合工艺的优势，因此现有MTO装置和PDH装置单独设置的传统工艺技术路线存在低碳烯烃回收率低、设备投资高、占地面积大的问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中低碳烯烃回收率低、设备投资高、占地面积大的问题，提供一种新的MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，具有低碳烯烃回收率高、设备投资低、占地面积小的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，MTO装置：原料甲醇(1)送入MTO反应单元(101)进行催化反应，反应产品气(2)从MTO反应单元(101)流出进入急冷单元(102)，经过急冷后的产品气(3)与PDH装置加热炉及反应器单元(302)来的产品气(5)汇合为物料(4)进入压缩碱洗单元(103)，压缩后进入MTO脱丙烷塔(104)，MTO脱丙烷塔(104)塔釜的C4及更重组分(8)流出后与PDH脱油塔(303)塔釜液(34)合并为一股物流(9)进入脱丁烷塔(202)，C4馏分(10)从脱丁烷塔(202)塔顶流出，重组分(11)从脱丁烷塔(202)塔釜流出；MTO脱丙烷塔(104)塔顶分离出C3轻组分(7)送入冷箱(105)进行冷却，经深冷后产品气(12)进入脱甲烷塔(201)，脱甲烷塔(201)塔顶甲烷及氢组分(13)送出界区，脱甲烷塔(201)塔釜液(14)进入脱乙烷塔(203)，经脱乙烷塔(203)分离的C2组分(15)从脱乙烷塔(203)塔顶流出去乙烯精馏塔(206)，乙烯精馏塔(206)塔顶流出物为乙烯产品(17)，乙烯精馏塔(206)塔釜流出物(18)为乙烷，脱乙烷塔(203)塔釜液(16)进入丙烯精馏塔1(204)和丙烯精馏塔2(205)，塔顶流出丙烯产品(23)，丙烷(26)从各丙烯精馏塔塔釜流出返回PDH装置丙烷气化罐，循环使用；PDH装置新鲜丙烷(30)与丙烯精馏塔塔釜出来的循环丙烷(26)以及PDH脱油塔塔顶出来的循环丙烷(35)，三股物流共同进入丙烷气化罐(301)进行气化，气化后的丙烷(31)进入PDH装置加热炉及反应器单元(302)进行丙烷脱氢反应；从PDH反应器流出的反应产品气(5)与MTO装置急冷后的产品气(3)汇合为物料(4)共同进入MTO装置的压缩碱洗单元(103)。
上述技术方案中，优选地，甲醇制烯烃MTO工艺装置公称能力180万吨/年。
上述技术方案中，优选地，甲醇制烯烃MTO工艺装置的反应强度：乙烯/丙烯质量比＝0.8～1.5，乙烯产量26～37万吨/年，丙烯产量24～34万吨/年。
上述技术方案中，优选地，丙烷脱氢制丙烯PDH工艺装置公称能力60万吨/年，丙烯产量52万吨/年。
上述技术方案中，优选地，MTO装置公称能力不变，保持甲醇原料处理量不变，在PDH装置反应产品气送往MTO装置后，MTO装置的压缩、碱洗和干燥单元都超负荷操作，负荷为原有单一MTO流程的180％～210％；MTO反应单元生成的产品气与PDH来的反应产品气一起经压缩、碱洗、干燥后进入MTO装置脱丙烷单元，脱丙烷单元中分出的C4及更重组分送入MTO装置脱丁烷单元，最终得到混合C4产品；脱丙烷单元的其它出料经MTO装置脱甲烷、脱乙烷、乙烯精馏、丙烯精馏单元最终得到甲烷氢、粗氢气、乙烯、丙烯、乙烷、丙烷产品，丙烷返回PDH装置作为PDH工艺的反应原料。
上述技术方案中，优选地，PDH装置的新鲜丙烷进料与来自丙烯精馏塔的循环进料和来自PDH装置脱油塔的塔顶产品混合，然后该混合物料进入反应器进料气化罐，通过热虹吸重沸器使用丙烯冷剂对反应器进料气化罐中的反应器进料进行气化，气化后的全部反应器进料经预热器后进入加热炉加热至反应温度后送入反应器，在反应器中，丙烷通过固定催化剂床层后生成的反应产品气经冷却后送至MTO装置压缩机入口；同时，进料气化罐的液体送至脱油塔，在脱油塔中，将丙烷中的丁烷和更重组分脱除，来自回流罐的一部分液体泵送回脱油塔作为回流，液相塔顶物料返回进料缓冲罐，脱油塔塔底物料经冷却后与MTO脱丙烷塔塔釜合并为一股物流进入脱丁烷塔分离流出C4组分。
上述技术方案中，优选地，所述PDH装置设备仅包括丙烷进料气化罐、脱油塔、脱氢反应进料加热炉、脱氢反应器、再生空气加热炉、废热锅炉系统、再生空气压缩机，PDH装置与MTO装置耦合后，原PDH装置的产品气压缩机、产品气干燥器、脱乙烷塔进料干燥器、脱乙烷塔、冷箱系统、丙烯精馏塔、丙烯精馏塔进料脱硫床层、乙烯制冷压缩机、丙烯制冷压缩机取消。
上述技术方案中，优选地，PDH装置反应产品气和MTO装置产品气分别经反应、急冷后合并一起压缩、碱洗、干燥，之后MTO装置产品气与PDH反应产品气共用一套脱甲烷、脱乙烷、脱丁烷、乙烯精馏、丙烯精馏、乙烯冷冻、丙烯冷冻系统。
本发明中，MTO反应器操作条件为：反应压力0.15～0.50MPaA，反应温度400～550℃；PDH反应器操作条件为：反应压力0.10～0.35MPaA，反应温度500～700℃。
本发明充分依托MTO装置工艺设备，实现PDH装置与MTO装置耦合，提高了烯烃的回收率、降低了设备的投资成本、减少了建设占地面积。对于180万吨/年MTO装置和60万吨/年PDH装置来说，采用PDH装置与MTO装置耦合工艺，回收轻烃效益0.22亿元人民币/年，减少设备投资5.23亿元人民币，减少占地面积1.8公顷，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
图1中，101-MTO反应单元，102-急冷单元，103-压缩碱洗单元，104-MTO脱丙烷塔，105-MTO冷箱，201-脱甲烷塔，202-脱丁烷塔，203-脱乙烷塔，204-丙烯精馏塔1，205-丙烯精馏塔2，206-乙烯精馏塔，301-丙烷气化罐，302-加热炉及反应器，303-脱油塔。
MTO装置：原料甲醇(1)送入MTO反应单元(101)进行催化反应，反应产品气(2)从MTO反应单元(101)流出进入急冷单元(102)，经过急冷后的产品气(3)与PDH装置加热炉及反应器单元来的产品气(5)汇合为物料(4)进入压缩碱洗单元(103)，压缩后进入MTO脱丙烷塔(104)，MTO脱丙烷塔(104)塔釜的C4及更重组分(8)流出后与PDH脱油塔塔釜液(34)合并为一股物流(9)进入脱丁烷塔(202)，C4馏分(10)从脱丁烷塔(202)塔顶流出，重组分(11)从脱丁烷塔(202)塔釜流出。MTO脱丙烷塔(104)塔顶分离出C3轻组分(7)送入冷箱(105)进行冷却，经深冷后产品气(12)进入脱甲烷塔(201)，脱甲烷塔(201)塔顶甲烷及氢等组分(13)送出界区，脱甲烷塔(201)塔釜液(14)进入脱乙烷塔(203)，经脱乙烷塔(203)分离的C2组分(15)从脱乙烷塔(203)塔顶流出去乙烯精馏塔(206)，乙烯精馏塔(206)塔顶流出物为乙烯产品(17)，乙烯精馏塔(206)塔釜流出物(18)为乙烷，而脱乙烷塔(203)塔釜液(16)进入丙烯精馏塔1和丙烯精馏塔2，从精馏塔塔顶流出丙烯产品(23)，丙烷(26)从丙烯精馏塔塔釜流出返回PDH装置丙烷气化罐，循环使用。
PDH装置：新鲜丙烷(30)与丙烯精馏塔塔釜出来的循环丙烷(26)以及PDH脱油塔塔顶出来的循环丙烷(35)，三股物流共同进入丙烷气化罐(301)进行气化，气化后的丙烷(31)进入PDH装置加热炉及反应器单元(302)进行丙烷脱氢反应。从PDH反应器流出的反应产品气(5)与MTO装置急冷后的产品气(3)汇合为物料(4)共同进入MTO装置的压缩及碱洗单元(103)。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【比较例1】
现有技术中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.5，乙烯产量36.54万吨/年，丙烯产量24.36万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。由于物料流量小，PDH装置反应器流出的0.13万吨/年乙烯、0.23万吨/年C4组分直接送火炬系统燃烧，这部分物料被白白浪费了。
【实施例1】
本发明中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.5，乙烯产量36.54万吨/年，丙烯产量24.36万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。
工艺流程如下：原料甲醇(1)送入MTO反应单元(101)进行催化反应，反应产品气(2)从MTO反应单元(101)流出进入急冷单元(102)，经过急冷后的产品气(3)与PDH装置加热炉及反应器单元来的产品气(5)汇合为物料(4)进入压缩碱洗单元(103)，压缩后进入MTO脱丙烷塔(104)，MTO脱丙烷塔(104)塔釜的C4及更重组分(8)流出后与PDH脱油塔塔釜液(34)合并为一股物流(9)进入脱丁烷塔(202)，C4馏分(10)从脱丁烷塔(202)塔顶流出，重组分(11)从脱丁烷塔(202)塔釜流出。MTO脱丙烷塔(104)塔顶分离出C3轻组分(7)送入冷箱(105)进行冷却，经深冷后产品气(12)进入脱甲烷塔(201)，脱甲烷塔(201)塔顶甲烷及氢等组分(13)送出界区，脱甲烷塔(201)塔釜液(14)进入脱乙烷塔(203)，经脱乙烷塔(203)分离的C2组分(15)从脱乙烷塔(203)塔顶流出去乙烯精馏塔(206)，乙烯精馏塔(206)塔顶流出物为乙烯产品(17)，乙烯精馏塔(206)塔釜流出物(18)为乙烷，而脱乙烷塔(203)塔釜液(16)进入丙烯精馏塔1和丙烯精馏塔2，从精馏塔塔顶流出丙烯产品(23)，丙烷(26)从丙烯精馏塔塔釜流出返回PDH装置丙烷气化罐，循环使用。新鲜丙烷(30)与丙烯精馏塔塔釜出来的循环丙烷(26)以及PDH脱油塔塔顶出来的循环丙烷(35)，三股物流共同进入丙烷气化罐(301)进行气化，气化后的丙烷(31)进入PDH装置加热炉及反应器单元(302)进行丙烷脱氢反应。从PDH反应器流出的反应产品气(5)与MTO装置急冷后的产品气(3)汇合为物料(4)共同进入MTO装置的压缩及碱洗单元(103)。
采用本发明一体化方法以后，现有MTO装置设备负荷提升如下：
序号 MTO装置 负荷提升
1 反应器 不变
2 急冷塔 不变
3 压缩机 187.23％
4 碱洗塔 187.23％
5 干燥器 187.23％
6 脱丙烷塔 187.23％
7 C2加氢反应器 187.23％
8 冷箱系统 187.23％
9 膨胀机 187.23％
10 脱甲烷塔 206.87％
11 脱乙烷塔 200.72％
12 乙烯精馏塔 10.39％
13 丙烯精馏塔 468.64％
14 脱丁烷塔 26.04％
由此，采用本发明的工艺耦合方法，与现有MTO装置和PDH装置相比，回收乙烯0.13万吨/年，回收C4组分0.23万吨/年，回收轻烃效益0.22亿元人民币/年，减少设备投资5.23亿元人民币，减少占地面积1.8公顷。
【比较例2】
现有技术中的MTO装置采用公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.2，乙烯产量33.22万吨/年，丙烯产量27.68万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。由于物料流量小，PDH装置反应器流出的0.13万吨/年乙烯、0.23万吨/年C4组分直接送火炬系统燃烧，这部分物料被白白浪费了。
【实施例2】
本发明中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.2，乙烯产量33.22万吨/年，丙烯产量27.68万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。采用本发明一体化方法以后，现有MTO装置设备负荷提升如下：
序号 MTO装置 负荷提升
1 反应器 不变
2 急冷塔 不变
3 压缩机 187.23％
4 碱洗塔 187.23％
5 干燥器 187.23％
6 脱丙烷塔 187.23％
7 C2加氢反应器 187.23％
8 冷箱系统 187.23％
9 膨胀机 187.23％
10 脱甲烷塔 206.87％
11 脱乙烷塔 200.72％
12 乙烯精馏塔 11.41％
13 丙烯精馏塔 416.28％
14 脱丁烷塔 26.04％
由此，采用本发明的工艺耦合方法，与现有MTO装置和PDH装置相比，回收乙烯0.13万吨/年，回收C4组分0.23万吨/年，回收轻烃效益0.22亿元人民币/年，减少设备投资5.23亿元人民币，减少占地面积1.8公顷。
【比较例3】
现有技术中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.0，乙烯产量30.85万吨/年，丙烯产量30.05万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。由于物料流量小，PDH装置反应器流出的0.13万吨/年乙烯、0.23万吨/年C4组分直接送火炬系统燃烧，这部分物料被白白浪费了。
【实施例3】
本发明中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝1.0，乙烯产量30.85万吨/年，丙烯产量30.05万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。采用本发明一体化方法以后，现有MTO装置设备负荷提升如下：
序号 MTO装置 负荷提升
1 反应器 不变
2 急冷塔 不变
3 压缩机 187.22％
4 碱洗塔 187.22％
5 干燥器 187.22％
6 脱丙烷塔 187.22％
7 C2加氢反应器 187.22％
8 冷箱系统 187.22％
9 膨胀机 187.22％
10 脱甲烷塔 206.85％
11 脱乙烷塔 200.70％
12 乙烯精馏塔 12.27％
13 丙烯精馏塔 385.52％
14 脱丁烷塔 26.04％
由此，采用本发明的工艺耦合方法，与现有MTO装置和PDH装置相比，回收乙烯0.13万吨/年，回收C4组分0.23万吨/年，回收轻烃效益0.22亿元人民币/年，减少设备投资5.23亿元人民币，减少占地面积1.8公顷。
【比较例4】
现有技术中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝0.8，乙烯产量26.94万吨/年，丙烯产量33.67万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。由于物料流量小，PDH装置反应器流出的0.13万吨/年乙烯、0.23万吨/年C4组分直接送火炬系统燃烧，这部分物料被白白浪费了。
【实施例4】
本发明中的MTO装置公称能力180万吨/年，反应强度：乙烯/丙烯比＝0.8，乙烯产量26.94万吨/年，丙烯产量33.67万吨/年。PDH装置公称能力60万吨/年，丙烯产量51.9万吨/年。采用本发明一体化方法以后，现有MTO装置设备负荷提升如下：
序号 MTO装置 负荷提升
1 反应器 不变
2 急冷塔 不变
3 压缩机 187.94％
4 碱洗塔 187.94％
5 干燥器 187.94％
6 脱丙烷塔 187.94％
7 C2加氢反应器 187.94％
8 冷箱系统 187.94％
9 膨胀机 187.94％
10 脱甲烷塔 207.79％
11 脱乙烷塔 201.64％
12 乙烯精馏塔 14.01％
13 丙烯精馏塔 346.44％
14 脱丁烷塔 26.04％
由此，采用本发明的工艺耦合方法，与现有MTO装置和PDH装置相比，回收乙烯0.13万吨/年，回收C4组分0.23万吨/年，回收轻烃效益0.22亿元人民币/年，减少设备投资5.23亿元人民币，减少占地面积1.8公顷。
综上所述，【实施例1】～【实施例4】汇总一览表，见下表：

Claims (8)

1.一种MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，MTO装置：原料甲醇(1)送入MTO反应单元(101)进行催化反应，反应产品气(2)从MTO反应单元(101)流出进入急冷单元(102)，经过急冷后的产品气(3)与PDH装置加热炉及反应器单元(302)来的产品气(5)汇合为物料(4)进入压缩碱洗单元(103)，压缩后进入MTO脱丙烷塔(104)，MTO脱丙烷塔(104)塔釜的C4及更重组分(8)流出后与PDH脱油塔(303)塔釜液(34)合并为一股物流(9)进入脱丁烷塔(202)，C4馏分(10)从脱丁烷塔(202)塔顶流出，重组分(11)从脱丁烷塔(202)塔釜流出；MTO脱丙烷塔(104)塔顶分离出C3轻组分(7)送入冷箱(105)进行冷却，经深冷后产品气(12)进入脱甲烷塔(201)，脱甲烷塔(201)塔顶甲烷及氢组分(13)送出界区，脱甲烷塔(201)塔釜液(14)进入脱乙烷塔(203)，经脱乙烷塔(203)分离的C2组分(15)从脱乙烷塔(203)塔顶流出去乙烯精馏塔(206)，乙烯精馏塔(206)塔顶流出物为乙烯产品(17)，乙烯精馏塔(206)塔釜流出物(18)为乙烷，脱乙烷塔(203)塔釜液(16)进入丙烯精馏塔1(204)和丙烯精馏塔2(205)，塔顶流出丙烯产品(23)，丙烷(26)从各丙烯精馏塔塔釜流出返回PDH装置丙烷气化罐，循环使用；PDH装置新鲜丙烷(30)与丙烯精馏塔塔釜出来的循环丙烷(26)以及PDH脱油塔塔顶出来的循环丙烷(35)，三股物流共同进入丙烷气化罐(301)进行气化，气化后的丙烷(31)进入PDH装置加热炉及反应器单元(302)进行丙烷脱氢反应；从PDH反应器流出的反应产品气(5)与MTO装置急冷后的产品气(3)汇合为物料(4)共同进入MTO装置的压缩碱洗单元(103)。
2.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于甲醇制烯烃MTO工艺装置公称能力180万吨/年。
3.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于甲醇制烯烃MTO工艺装置的反应强度：乙烯/丙烯质量比＝0.8～1.5，乙烯产量26～37万吨/年，丙烯产量24～34万吨/年。
4.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于丙烷脱氢制丙烯PDH工艺装置公称能力60万吨/年，丙烯产量52万吨/年。
5.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于MTO装置公称能力不变，保持甲醇原料处理量不变，在PDH装置反应产品气送往MTO装置后，MTO装置的压缩、碱洗和干燥单元都超负荷操作，负荷为原有单一MTO流程的180％～210％；MTO反应单元生成的产品气与PDH来的反应产品气一起经压缩、碱洗、干燥后进入MTO装置脱丙烷单元，脱丙烷单元中分出的C4及更重组分送入MTO装置脱丁烷单元，最终得到混合C4产品；脱丙烷单元的其它出料经MTO装置脱甲烷、脱乙烷、乙烯精馏、丙烯精馏单元最终得到甲烷氢、粗氢气、乙烯、丙烯、乙烷、丙烷产品，丙烷返回PDH装置作为PDH工艺的反应原料。
6.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于PDH装置的新鲜丙烷进料与来自丙烯精馏塔的循环进料和来自PDH装置脱油塔的塔顶产品混合，然后该混合物料进入反应器进料气化罐，通过热虹吸重沸器使用丙烯冷剂对反应器进料气化罐中的反应器进料进行气化，气化后的全部反应器进料经预热器后进入加热炉加热至反应温度后送入反应器，在反应器中，丙烷通过固定催化剂床层后生成的反应产品气经冷却后送至MTO装置压缩机入口；同时，进料气化罐的液体送至脱油塔，在脱油塔中，将丙烷中的丁烷和更重组分脱除，来自回流罐的一部分液体泵送回脱油塔作为回流，液相塔顶物料返回进料缓冲罐，脱油塔塔底物料经冷却后与MTO脱丙烷塔塔釜合并为一股物流进入脱丁烷塔分离流出C4组分。
7.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于所述PDH装置设备仅包括丙烷进料气化罐、脱油塔、脱氢反应进料加热炉、脱氢反应器、再生空气加热炉、废热锅炉系统、再生空气压缩机，PDH装置与MTO装置耦合后，原PDH装置的产品气压缩机、产品气干燥器、脱乙烷塔进料干燥器、脱乙烷塔、冷箱系统、丙烯精馏塔、丙烯精馏塔进料脱硫床层、乙烯制冷压缩机、丙烯制冷压缩机取消。
8.根据权利要求1所述MTO工艺与丙烷脱氢工艺耦合的方法，其特征在于PDH装置反应产品气和MTO装置产品气分别经反应、急冷后合并一起压缩、碱洗、干燥，之后MTO装置产品气与PDH反应产品气共用一套脱甲烷、脱乙烷、脱丁烷、乙烯精馏、丙烯精馏、乙烯冷冻、丙烯冷冻系统。
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