CN114409492B - 甲醇制低碳烯烃的装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及甲醇制烯烃的技术领域，具体涉及一种甲醇制低碳烯烃的装置及方法。本发明提供的涉及隔壁精馏塔的甲醇制低碳烯烃的装置能够在满足产品质量要求的低碳烯烃的前提下，并减少设备数量，缩小设备体积，减小占地面积，降低设备投资和运行费用。将甲醇制低碳烯烃的方法在本发明提供的装置中进行，能够在满足产品质量要求的前提下，缩短工艺流程，降低工艺操作难度和成本；同时，该方法工艺流程简单，易操作实施。
Description
技术领域
本发明涉及甲醇制烯烃的技术领域，具体涉及一种甲醇制低碳烯烃的装置及方法。
背景技术
丙烯、乙烯等低碳烯烃是重要的基础有机化工原料，随着我国国民经济的发展，特别是现代化学工业的发展，对低碳烯烃的需求日渐攀升，供需矛盾日益突出。传统的丙烯、乙烯的制取路线是通过石脑油、轻柴油(均来自石油)的催化裂化、裂解制取，其缺点是过分依赖石油。作为丙烯、乙烯生产原料的石脑油、轻柴油等原料资源，面临着越来越严重的短缺局面。另外，近年来我国原油进口量已占加工总量的一半左右，以丙烯、乙烯为原料的聚烯烃产品仍将维持相当高的进口比例。因此，发展非石油资源来制取低碳烯烃的技术日益引起人们的重视。
煤基甲醇制烯烃工艺主要由煤气化制合成气、合成气制甲醇及甲醇制烯烃等三项技术组成。煤气化制合成气、合成气制甲醇两项技术均已较为成熟，能适应规模化经济的发展。甲醇制烯烃技术目前世界上现行的方法主要有两种：一是MTO技术(Methanol toOlefin，甲醇制烯烃)，即由合成气首先生产出甲醇，然后将甲醇转化为乙烯和丙烯的工艺；二是MTP技术(Methanol to Propylene，甲醇制丙烯)，即由合成气首先生产出甲醇，然后将甲醇转化成丙烯的工艺。上述两种技术均是从天然气或煤转化成甲醇开始，然后再将甲醇转化成烯烃。甲醇制烯烃工艺技术，开辟了由煤炭经气化生产基础有机化工原料的新工艺路线，有利于改变传统煤化工的产品格局，是实现煤化工向石油化工延伸发展的有效途径，同时对缓解我国石油短缺的矛盾具有重要的战略和现实意义。
目前，甲醇制低碳烯烃技术是德国Lurgi公司基于改性ZSM-5催化剂开发的将甲醇转化为丙烯的工艺，除生成聚合级丙烯、乙烯外，还生成副产品LPG、混合芳烃、燃料气等，但现有技术是将数个精馏塔连接在一起，按照逐步精馏方式达到分离产品的方法，具有操作流程复杂、装置能耗高、设备投资大等缺陷。因此，急需开发一种新的甲醇制低碳烯烃的装置及方法。
发明内容
本发明的目的是为了解决现有甲醇制低碳烯烃的工艺中存在的操作流程复杂、装置能耗高、成本高的问题，提供一种甲醇制低碳烯烃的装置及方法，该方法能够在满足产品质量要求的前提下，有效提高了丙烯和乙烯的收率，并缩短工艺流程，降低工艺操作难度和成本。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种甲醇制低碳烯烃的方法，该方法包括以下步骤：
(1)以甲醇为原料，经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；
(2)将所述烃类混合物进行第一分离，得到含C1-C3烃的组分、含C4-C6烃的组分和含C7 +烃的组分；
(3-1)将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，得到含C1-C2烃的组分和C3组分；将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，得到含甲烷的混合气体和C2组分；将所述C2组分进行第四分离，得到乙烯和乙烷，将所述C3组分进行第五分离，得到丙烯和丙烷；
(3-2)将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，得到C4组分、C5组分和C6组分。
本发明第二方面提供一种甲醇制低碳烯烃的装置，该装置包括：制备单元、第一隔壁精馏塔、脱乙烷塔、脱甲烷塔、C2分离塔、C3分离塔和第二隔壁精馏塔；其中，
所述制备单元用于将甲醇经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；
所述第一隔壁精馏塔连接所述制备单元的出口，用于将所述烃类混合物进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
所述脱乙烷塔连接所述第一隔壁精馏塔的塔顶，用于将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分，塔釜得到C3组分；
所述脱甲烷塔连接所述脱乙烷塔的塔顶，用于将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，塔顶得到含甲烷的混合气体，塔釜得到C2组分；
所述C2分离塔连接所述脱甲烷塔的塔底，用于将所述C2组分进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到乙烷；
所述C3分离塔连接所述脱乙烷塔的塔底，用于将所述C3组分进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
所述第二隔壁精馏塔连接所述第一隔壁精馏塔的侧线段，用于将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分。
通过上述技术方案，本发明提供的甲醇制低碳烯烃的方法，尤其限定第一分离和第六分离各自独立地在隔壁精馏塔中进行，能够在满足产品质量要求的低碳烯烃的前提下，有效提高乙烯和丙烯的收率，同时，该方法工艺流程简单，易操作实施。
同时，本发明提供的涉及隔壁精馏塔的甲醇制低碳烯烃的装置能够在满足产品质量要求的低碳烯烃的前提下，并减少设备数量，缩小设备体积，减小占地面积，降低设备投资和运行费用。
附图说明
图1为本发明提供的一种甲醇制低碳烯烃的装置示意图；
图2为现有技术中甲醇制低碳烯烃的装置示意图。
附图标记说明
I-1、二甲醚反应器 I-2、甲醇制低碳烯烃反应器
I-3、急冷系统 I-4、烃压缩机系统 I-5、第一隔壁精馏塔
I-6、干燥床 I-7、脱乙烷塔 I-8、脱甲烷塔
I-9、C2分离塔 I-10、C3分离塔 I-11、二甲醚吸附床
I-12、第二隔壁精馏塔 I-13、脱丁烷塔 I-14、脱丙烷塔
I-15、脱己烷塔 I-16、汽油稳定塔
01、甲醇 02、二甲醚 03、烃类混合物
04、脱水烃类混合物 05、压缩后的脱水烃类混合物
06、含C1-C3烃的组分 07、含C4-C6烃的组分 08、含C7 +烃的组分
09、含C1-C2烃的组分 010、C3组分 011、含甲烷的混合气体
012、C2组分 013、乙烯 014、乙烷
015、丙烯 016、丙烷 017、C4组分
018、C5组分 019、C6组分 020、LPG产品
021、含C6 +的混合芳烃 022、燃料气
023、气相混合物 024、含C4 -烃的组分 025、含C4 +烃的组分
026、C5-C6组分 027、含C5和C6 +的混合芳烃
具体实施方式
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。
在本发明中，没有特殊情况说明下，容器的“顶部”是指容器从上到下的0-10％的位置；容器的“上部”是指容器从上到下的10-40％的位置；容器的“中部”是指容器从上到下的40-60％的位置；容器的“下部”是指容器从上到下的60-90％的位置；容器的“底部”是指容器从上到下的90-100％的位置。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述“第一”、“第二”、“第三”、“第四”、“第五”和“第六”既不表示先后次序，也不表示对各个物料或步骤起限定作用，仅是用于区分这不是同一物料或步骤。例如，“第一分离”、“第二分离”、“第三分离”、“第四分离”、“第五分离”和“第六分离”中的“第一”、“第二”、“第三”、“第四”、“第五”和“第六”，仅是用于区分这不是同一分离。
如前所述，本发明第一方面提供一种甲醇制低碳烯烃的方法，该方法包括以下步骤：
(1)以甲醇为原料，经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；
(2)将所述烃类混合物进行第一分离，得到含C1-C3烃的组分、含C4-C6烃的组分和含C7 +烃的组分；
(3-1)将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，得到含C1-C2烃的组分和C3组分，将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，得到含甲烷的混合气体和C2组分，将所述C2组分进行第四分离，得到乙烯和乙烷，将所述C3组分进行第五分离，得到丙烯和丙烷；
(3-2)将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，得到C4组分、C5组分和C6组分。
在本发明中，没有特殊情况说明下，经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物的具体组分含量如表1表示。
表1
在本发明的一些实施例中，优选地，步骤(1)中，所述甲醇制低碳烯烃工艺包括：(a)将甲醇进行催化脱水，得到二甲醚；(b)将所述二甲醚进行催化脱水缩合，得到烃类混合物。
在本发明的一些实施方式中，优选地，在进行所述第一分离之前，将所述烃类混合物进行急冷，得到的脱水烃类混合物进行压缩，得到压缩后的脱水烃类混合物。
本发明对步骤(a)和(b)中涉及的反应条件没有特别的限定，可以为本领域的常规选择，本领域技术人员可以根据实际情况选择。其中，本发明对步骤(a)和(b)中所使用的催化剂选择范围较宽，例如步骤(a)中所用催化剂包括但不限于氧化铝基催化剂；步骤(b)中所用催化剂包括但不限于沸石基催化剂。
在本发明的一些实施方式中，优选地，步骤(2)中，所述第一分离在含有预分馏段-I和主精馏塔-I的第一隔壁精馏塔中进行，且所述第一分离的条件包括：所述预分馏段-I的顶部温度为85-95℃，底部温度为170-180℃，顶部压力为1.5-2.2MPa；所述主精馏塔-I的塔顶采出温度为20-35℃，塔釜温度为235-250℃，质量回流比为4-10，塔顶压力为1.5-2.2MPa。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述压力均为表压。
在本发明的一些优选实施方式中，优选地，步骤(2)中，所述第一分离的条件包括：所述预分馏段-I的顶部温度为92-95℃，底部温度为172-174℃，顶部压力为1.7-1.9MPa；所述主精馏塔-I的塔顶采出温度为23-27℃，塔釜温度为238-243℃，质量回流比为8-9.5，塔顶压力为1.7-1.9MPa。在该种优选情况下，更有利于实现C1-C3与C4 +的分离，为以后得到高收率、高质量的丙烯打下基础。
本发明对所述第二分离、第三分离、第四分离和第五分离的条件没有特别的限定，可以为本领域的常规选择，只要能够实现相应组分的分离即可。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第二分离的条件包括：塔顶温度为-36℃至-30℃，塔釜温度为44-48℃，质量回流比为1-3，塔顶压力为1.75-1.88MPa。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第三分离的条件包括：塔顶温度为-58℃至-54℃，塔釜温度为-11℃至-7℃，质量回流比为3-4，塔顶压力为3-3.5MPa。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第四分离的条件包括：塔顶温度为-36℃至-32℃，塔釜温度为-15℃至-10℃，质量回流比为2.9-3.35，塔顶压力为1.6-1.85MPa。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第五分离的条件包括：塔顶温度为52-54℃，塔釜温度为62-66℃，质量回流比为13-16，塔顶压力为2-2.4。
在本发明的一些实施例中，优选地，步骤(3-2)中，所述第六分离在含有预分馏段-II和主精馏塔-II的第二隔壁精馏塔中进行，且所述第六分离的条件包括：所述预分馏段-II的顶部温度为50-60℃，底部温度为75-85℃，顶部压力为0.2-0.4MPa；所述主精馏塔-II的塔顶采出温度为18-25℃，塔釜温度为90-100℃，质量回流比为10-16，塔顶压力为0.2-0.4MPa。
在本发明一些优选的实施方式中，优选地，步骤(3-2)中，所述第六分离的条件包括：所述预分馏段-II的顶部温度为54-56℃，底部温度为78-80℃，顶部压力为0.25-0.35MPa；所述主精馏塔-II的塔顶采出温度为21-23℃，塔釜温度为95-97℃，质量回流比为14-15，塔顶压力为0.25-0.35MPa。在该种优选情况下，更有利于实现C4组分、C5组分和C6组分的分离，以得到高收率、高质量的LPG产品。
在本发明的一些实施方式中，优选地，在进行所述第二分离之前，将所述含C1-C3烃的组分进行脱水处理。在本发明中，对所述脱水处理的条件具有较宽的选择范围，只要能够除去水分即可。
在本发明的一些实施方式中，优选地，该方法还包括：将步骤(3-1)得到的丙烯进行吸附处理，以脱除丙烯中残留的二甲醚(DME)。在本发明中，对所述吸附处理的条件具有较宽的选择范围，只要能够除去DME即可。
在本发明的一些实施方式中，优选地，该方法还包括：将步骤(3-1)得到的部分所述含C1-C2烃的组分循环回步骤(1)；进一步优选地，将步骤(3-2)得到的部分所述C4组分、部分所述C5组分、部分所述C6组分循环回步骤(1)。这样设置，不但能够降低烯烃分压、提高低碳烯烃的收率，还能够降温撤热，以保证催化剂的活性。
在本发明的一些实施方式中，优选地，将步骤(3-1)得到的所述含甲烷的混合气体和乙烷混合至燃料气管网，作为加热炉等设备的燃料气。
根据本发明，优选地，将步骤(3-1)得到的含C1-C2烃的组分分两股物流即A1和A2使用，且A1为甲醇进料量的13％。其中，A1作为循环烃返回步骤(1)中使用；A2如前所述进行第三分离。
根据本发明，优选地，将步骤(3-2)得到的C4组分分两股物流即B1和B2使用，且B1为甲醇进料量的19％。其中，B1作为循环烃返回步骤(1)中使用；B2与步骤(3-1)得到的丙烷混合作为LPG产品，即液化石油气至界区。
根据本发明，优选地，将步骤(3-2)得到的C5组分C1全部作为循环烃返回步骤(1)中使用。
根据本发明，优选地，将步骤(3-2)得到的C6烃重组分分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68％。其中，D1与C1混合作为循环烃返回步骤(1)中使用；D2与步骤(2)得到的含C7 +烃的组分混合作为含C6 +的混合芳烃产品至界区。
本发明第二方面提供一种甲醇制低碳烯烃的装置，该装置包括：制备单元、第一隔壁精馏塔、脱乙烷塔、脱甲烷塔、C2分离塔、C3分离塔和第二隔壁精馏塔；其中，
所述制备单元用于将甲醇经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；
所述第一隔壁精馏塔连接所述制备单元的出口，用于将所述烃类混合物进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
所述脱乙烷塔连接所述第一隔壁精馏塔的塔顶，用于将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分，塔釜得到C3组分；
所述脱甲烷塔连接所述脱乙烷塔的塔顶，用于将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，塔顶得到含甲烷的混合气体，塔釜得到C2组分；
所述C2分离塔连接所述脱甲烷塔的塔底，用于将所述C2组分进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到乙烷；
所述C3分离塔连接所述脱乙烷塔的塔底，用于将所述C3组分进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
所述第二隔壁精馏塔连接所述第一隔壁精馏塔的侧线段，用于将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分。
本发明对所述第一隔壁精馏塔、第二隔壁精馏塔没有特别的限定，只要能够将烃类混合物以及包含C4-C6烃的中间组分分离为如前所述的特定组分即可。
本发明中，所述第一隔壁精馏塔或第二隔壁精馏塔分别利用隔板将普通精馏塔从中间分隔为两部分，隔板的巧妙运用实现了一塔变两塔的功能及三组分混合物的分离。在第一隔壁精馏塔或第二隔壁精馏塔中，进料侧为预分馏段，另一端为主塔，混合物在预分馏段经初步分离后为两组混合物，之后两个流股进入主塔，塔上部将一个流股分离，塔下部将另外一个流股分离，塔顶得到产物一，塔釜得到产物三，中间组分二从主塔中部采出。从而实现一个塔分离三个组分，同时节省了一个精馏塔及其附属设备。研究发现，在分离三组分混合物时，由于隔壁精馏塔无返混现象产生，其比常规精馏流程节能达20％以上。因此隔壁精馏塔更大程度上的利用了能量，降低了能耗。
本发明对所述脱乙烷塔、脱甲烷塔、C2分离塔和C3分离塔没有特别的限定，可以为本领域的常规选择，例如包括但不限于使用板式精馏塔。
根据本发明，优选地，所述制备单元包括：依次连通的二甲醚反应器、甲醇制低碳烯烃反应器；其中，所述二甲醚反应器用于将甲醇进行催化脱水，得到二甲醚；所述甲醇制低碳烯烃反应器用于将所述二甲醚进行催化脱水缩合，得到烃类混合物。
本发明对所述二甲醚反应器没有特别的限定，例如包括但不限于采用单级绝热固定床反应器。本发明对所述甲醇制低碳烯烃反应器没有特别的限定，例如包括但不限于采用多级绝热固定床反应器。
根据本发明，优选地，该装置还包括：连接所述甲醇制低碳反应器和第一隔壁精馏塔的急冷系统，用于将所述烃类混合物进行急冷，得到脱水烃类混合物。
根据本发明，在急冷系统中，二甲醚反应器和甲醇制低碳烯烃反应器中生成的水以及甲醇制低碳烯烃反应产物即烃类混合物中所含的稀释蒸汽被冷凝成水分离出来。
根据本发明，优选地，该装置还包括：连接所述急冷系统和第一隔壁精馏塔的烃压缩机系统，用于将所述脱水烃类混合物进行压缩，得到压缩后的脱水烃类混合物。
根据本发明，将所述急冷系统分离出水后的气相烃在烃压缩机系统中经四段压缩机压缩至2.3MPa，易于后系统分离；且烃凝液和残留的水分别在一、二、三段三相分离罐中与气相烃分离。
根据本发明，优选地，该装置还包括：连接所述第一隔壁精馏塔的塔顶和脱乙烷塔的干燥床，用于将所述含C1-C3烃的组分进行脱水处理；进一步优选地，该装置还包括：连接所述C3分离塔的塔顶的二甲醚吸附床，用于将所述丙烯进行吸附处理。
在本发明中，对所述干燥床、二甲醚吸附床吸附剂没有特别的限定，可以为本领域的常规选择，例如包括但不限于使用3A分子筛、4A分子筛。
根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的塔顶连接所述甲醇制低碳烯烃反应器，用于将部分所述含C1-C2烃的组分循环回所述甲醇制低碳烯烃反应器。
根据本发明，优选地，所述第二隔壁精馏塔的塔顶、侧线段、塔底各自独立地连接所述甲醇制低碳烯烃反应器，分别用于将部分所述C4组分、部分所述C5组分、部分所述C6组分循环回所述甲醇制低碳烯烃反应器。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第一隔壁精馏塔中预分流段-I的理论塔板数为20-24块，主精馏塔-I的理论塔板数为44-46块，所述烃类混合物的进料位置为从上往下数第15-17块塔板，侧线抽出位置为从上往下数第22-24块塔板。
在本发明的一些实施例中，优选地，所述第二隔壁精馏塔中预分流段-II的理论塔板数为14-16块，主精馏塔-II的理论塔板数为36-38块，所述含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第6-8块塔板，侧线抽出位置为从上往下数第16-18块塔板。
以下结合图1，对本发明所述的甲醇制低碳烯烃的装置以及使用该装置进行甲醇制低碳烯烃的方法进行进一步详细说明。
(一)制备工艺
(a)将甲醇01引入二甲醚反应器I-1中进行催化脱水(催化剂为氧化铝基催化剂)，得到二甲醚02；
(b)将二甲醚02引入甲醇制低碳烯烃反应器I-2中进行催化脱水缩合(催化剂为沸石基催化剂)，得到的烃类混合物03；
(c)将烃类混合物03引入急冷系统I-3中进行急冷，得到脱水烃类混合物04，然后将脱水烃类混合物04引入烃压缩机系统I-4中经四段压缩机压缩至2.3MPa，得到压缩后的脱水烃类混合物05；
(二)分离工艺
(i)将压缩后的脱水烃类混合物05引入第一隔壁精馏塔I-5，预分流段-I的理论塔板数为20-24块，压缩后的脱水烃类混合物05的进料位置为从上往下数第15-17块塔板，主精馏塔-I的理论塔板数为44-46块，侧线抽出位置为从上往下数第22-24块塔板，预分馏段-I的顶部温度为85-95℃，底部温度为170-180℃，顶部压力为1.5-2.2MPa；主精馏塔-I的塔顶采出温度为20-35℃，塔釜温度为235-250℃，质量回流比为4-10，塔顶压力为1.5-2.2MPa的条件下进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分06，塔釜得到含C7 +烃的组分08，侧线段得到含C4-C6烃的组分07；
(ii-1)将含C1-C3烃的组分06经干燥床I-6脱水后引入脱乙烷塔I-7，在塔顶温度为-36℃至-30℃，塔釜温度为44-48℃，质量回流比为1-3，塔顶压力为1.75-1.88MPa的条件下进行第二分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分09，塔釜得到C3组分010；将含C1-C2烃的组分09分为A1和A2两股物流，且A1为甲醇进料量的13％，其中，将A1循环回甲醇制低碳烯烃反应器I-2中使用，将A2引入脱甲烷塔I-8中在塔顶温度为-58℃至-54℃，塔釜温度为-11℃至-7℃，质量回流比为3-4，塔顶压力为3-3.5MPa的条件下进行第三分离，塔顶得到含甲烷的混合气体011，塔釜得到C2组分012，然后将C2组分012引入C2分离塔I-9中塔顶温度为-36℃至-32℃，塔釜温度为-15℃至-10℃，质量回流比为2.9-3.35，塔顶压力为1.6-1.85MPa的条件下进行第四分离，塔顶得到乙烯013，塔釜得到的乙烷014与前述含甲烷的混合气体011混合作为燃料气022使用；C3组分010引入C3分离塔I-10中在塔顶温度为52-54℃，塔釜温度为62-66℃，质量回流比为13-16，塔顶压力为2-2.4MPa的条件下进行第五分离，塔顶得到丙烯015经二甲醚吸附床I-11除去二甲醚，塔釜得到丙烷016；
(ii-2)将含C4-C6烃的组分07引入第二隔壁精馏塔I-12，预分流段-II的理论塔板数为14-16块，含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第6-8块塔板，主精馏塔-II的理论塔板数为36-38块，侧线抽出位置为从上往下数第16-18块塔板，预分馏段-II的顶部温度为50-60℃，底部温度为75-85℃，顶部压力为0.2-0.4MPa；主精馏塔-II的塔顶采出温度为18-25℃，塔釜温度为90-100℃，质量回流比为10-16，塔顶压力为0.2-0.4MPa的条件下进行第六分离，塔顶得到C4组分017，塔釜得到C6组分019，侧线段得到C5组分018；其中，将C4组分017分为B1和B2两股物流，且B1为甲醇进料量的19％，将B1循环回甲醇制低碳烯烃反应器I-2中使用，将B2与前述丙烷016混合作为LPG产品020使用；且将C5组分018C1全部作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器I-2中使用，C6组分019分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68％。其中，D1与C1混合作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器I-2中使用，将D2与前述含C7 +烃的组分08混合，作为含C6 +的混合芳烃021使用。
根据本发明一种特别优选的实施方式，本发明所述的甲醇制低碳烯烃的方法在包括制备单元、第一隔壁精馏塔、脱乙烷塔、脱甲烷塔、C2分离塔、C3分离塔和第二隔壁精馏塔的装置中实施，该方法包括：
(1)将甲醇引入制备单元中进行甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；将所述烃类混合物进行急冷，得到的脱水烃类混合物进行压缩，得到压缩后的脱水烃类混合物；
(2)将所述压缩后的脱水烃类混合物引入含有预分馏段-I和主精馏塔-I的第一隔壁精馏塔中进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
(3-1)将所述含C1-C3烃的组分引入脱乙烷塔中进行第二分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分，塔釜得到C3组分；将所述含C1-C2烃的组分引入脱甲烷塔中进行第三分离，塔顶得到含甲烷的混合气体，塔釜得到C2组分；将所述C2组分引入C2分离塔中进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到乙烷；将所述C3组分引入C3分离塔中进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
(3-2)将所述含C4-C6烃的组分引入含有预分馏段-II和主精馏塔-II的第二隔壁精馏塔中进行第六分离，塔顶得到C4组分，侧线段得到C5组分，塔釜得到C6组分。
以下将通过实例对本发明进行详细描述。以下实例中，在没有特别说明的情况下，使用的各种原料均可从商业渠道获得。
实施例1
如图1所示，本发明甲醇制低碳烯烃的方法包括：
(一)制备工艺
(a)将纯度大于99.85％的新鲜甲醇引入DME反应器中在275℃、1.6MPa条件下进行催化脱水(催化剂为氧化铝基催化剂)，得到二甲醚；
(b)将二甲醚引入甲醇制低碳烯烃反应器中在480℃、0.23MPa条件下进行催化脱水缩合(催化剂为沸石基催化剂)，得到烃类混合物；
(c)将烃类混合物引入急冷系统中将其中的水分离出来，得到脱水烃类混合物，然后将脱水烃类混合物引入烃压缩机系统中经四段压缩机压缩至2.3MPa，得到压缩后的脱水烃类混合物；
(二)分离工艺
(i)将压缩后的脱水烃类混合物引入第一隔壁精馏塔，预分流段-I的理论塔板数为22块，烃类混合物的进料位置为从上往下数第16块塔板，主精馏塔-I的理论塔板数为45块，侧线抽出位置为从上往下数第23块塔板，预分馏段-I的顶部温度为93.75℃，底部温度为173.23℃，顶部压力为1.8MPa；主精馏塔-I的塔顶采出温度为25.03℃，塔釜温度为241.49℃，质量回流比为8.85，塔顶压力为1.8MPa的条件下进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
(ii-1)将含C1-C3烃的组分引入脱乙烷塔，在塔顶温度为-34℃，塔釜温度为47℃，质量回流比为1.2，塔顶压力为1.83MPa的条件下进行第二分离，塔釜得到C3组分，塔顶得到含C1-C2烃的组分；将含C1-C2烃的组分分为A1和A2两股物流，且A1为甲醇进料量的13％，其中，将A1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将A2引入脱甲烷塔中在塔顶温度为-57℃，塔釜温度为-10℃，质量回流比为3.5，塔顶压力为3.2MPa的条件下进行第三分离，塔釜得到C2组分，塔顶得到含甲烷的混合气体，然后将C2组分引入C2分离塔中在塔顶温度为-35℃，塔釜温度为-13℃，质量回流比为3.2，塔顶压力为1.73MPa的条件下进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到的乙烷与前述含甲烷的混合气体混合作为燃料气使用；C3组分引入C3分离塔中在塔顶温度为53.5℃，塔釜温度为63℃，质量回流比为14.2，塔顶压力为2.25MPa的条件下进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
(ii-2)将含C4-C6烃的组分引入第二隔壁精馏塔，预分流段-II的理论塔板数为15块，含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第7块塔板，主精馏塔-II的理论塔板数为37块，侧线抽出位置为从上往下数第17块塔板，预分馏段-II的顶部温度为55℃，底部温度为79℃，顶部压力为0.3MPa；主精馏塔-II的塔顶采出温度为22℃，塔釜温度为96.38℃，质量回流比为13，塔顶压力为0.3MPa的条件下进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分；其中，将C4组分分为B1和B2两股物流，且B1为甲醇进料量的19％，将B1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将B2与前述丙烷混合作为LPG产品使用；且将C5组分C1全部作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，C6组分分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68％。其中，D1与C1混合作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将D2与前述含C7 +烃的组分混合，作为含C6 +的混合芳烃使用。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.417％，其中含C3组分的采出率为20.461％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.684％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.035％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.788％。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.589％；侧线采出物中，C5组分的采出率为34.728％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.514％。由于C5组分和C6组分混合以C5/C6循环烃的形式返回至甲醇制低碳烯烃反应器，为降低装置能耗，故侧线及塔底采出率为65-70％。
实施例2
如图1所示，本发明甲醇制低碳烯烃的方法包括：
(一)制备工艺
(a)将纯度大于99.85％的新鲜甲醇引入DME反应器中在275℃、1.6MPa条件下进行催化脱水(催化剂为氧化铝基催化剂)，得到二甲醚；
(b)将二甲醚引入甲醇制低碳烯烃反应器中在480℃、0.23MPa条件下进行催化脱水缩合(催化剂为沸石基催化剂)，得到烃类混合物；
(c)将烃类混合物引入急冷系统中将其中的水分离出来，得到脱水烃类混合物，然后将脱水烃类混合物引入烃压缩机系统中经四段压缩机压缩至2.3MPa，得到压缩后的脱水烃类混合物；
(二)分离工艺
(i)将压缩后的脱水烃类混合物引入第一隔壁精馏塔，预分流段-I的理论塔板数为22块，烃类混合物的进料位置为从上往下数第16块塔板，主精馏塔-I的理论塔板数为45块，侧线抽出位置为从上往下数第23块塔板，预分馏段-I的顶部温度为93.6℃，底部温度为173℃，顶部压力为1.78MPa；主精馏塔-I的塔顶采出温度为24.61℃，塔釜温度为240.77℃，质量回流比为8.87，塔顶压力为1.78MPa的条件下进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
(ii-1)将含C1-C3烃组分引入脱乙烷塔，在塔顶温度为-35℃，塔釜温度为46.7℃，质量回流比为1.2，塔顶压力为1.85MPa的条件下进行第二分离，塔釜得到C3组分，塔顶得到含C1-C2烃的组分；将含C1-C2烃的组分分为A1和A2两股物流，且A1为甲醇进料量的13％，其中，将A1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将A2引入脱甲烷塔中在塔顶温度为-57℃，塔釜温度为-10℃，质量回流比为3.7，塔顶压力为3.18MPa的条件下进行第三分离，塔釜得到C2组分，塔顶得到含甲烷的混合气体，然后将C2组分引入C2分离塔中在塔顶温度为-34.5℃，塔釜温度为-13.5℃，质量回流比为3.2，塔顶压力为1.72MPa的条件下进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到的乙烷与前述含甲烷的混合气体混合作为燃料气使用；C3组分引入C3分离塔中在塔顶温度为53.1℃，塔釜温度为63.5℃，质量回流比为14.2，塔顶压力为2.24MPa的条件下进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到的丙烷；
(ii-2)将含C4-C6烃的组分引入第二隔壁精馏塔，预分流段-II的理论塔板数为15块，包含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第7块塔板，主精馏塔-II的理论塔板数为37块，侧线抽出位置为从上往下数第17块塔板，预分馏段-II的顶部温度为53.03℃，底部温度为76.61℃，顶部压力为0.28MPa；主精馏塔-II的塔顶采出温度为19.89℃，塔釜温度为93.59℃，质量回流比为13.2，塔顶压力为0.28MPa的条件下进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分；其中，将C4组分分为B1和B2两股物流，且B1为甲醇进料量的19％，将B1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将B2与前述丙烷混合作为LPG产品使用；且将C5组分C1全部作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，C6组分分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68％。其中，D1与C1混合作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将D2与前述含C7 +烃的组分混合，作为含C6 +的混合芳烃使用。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.413％，其中含C3组分的采出率为20.457％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.712％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.02％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.784％。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.597％；侧线采出物中，C5组分的采出率为12.036％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.501％。由于C5组分和C6组分混合以C5/C6循环烃的形式返回至甲醇制低碳烯烃反应器，为降低装置能耗，故侧线及塔底采出率为65-70％。
实施例3
如图1所示，本发明甲醇制低碳烯烃的方法包括：
(一)制备工艺
(a)将纯度大于99.85％的新鲜甲醇引入DME反应器中在275℃、1.6MPa条件下进行催化脱水(催化剂为氧化铝基催化剂)，得到二甲醚；
(b)将二甲醚引入甲醇制低碳烯烃反应器中在480℃、0.23MPa条件下进行催化脱水缩合(催化剂为沸石基催化剂)，得到烃类混合物；
(c)将烃类混合物引入急冷系统中将其中的水分离出来，得到脱水烃类混合物，然后将脱水烃类混合物引入烃压缩机系统中经四段压缩机压缩至2.3MPa，得到压缩后的脱水烃类混合物；
(二)分离工艺
(i)将压缩后的脱水烃类混合物引入第一隔壁精馏塔，预分流段-I的理论塔板数为22块，压缩后的脱水烃类混合物的进料位置为从上往下数第16块塔板，主精馏塔-I的理论塔板数为45块，侧线抽出位置为从上往下数第23块塔板，预分馏段-I的顶部温度为93.35℃，底部温度为172.9℃，顶部压力为1.76MPa；主精馏塔-I的塔顶采出温度为24.18℃，塔釜温度为240.03℃，质量回流比为8.89，塔顶压力为1.76MPa的条件下进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
(ii-1)将含C1-C3烃的组分引入脱乙烷塔，在塔顶温度为-32.5℃，塔釜温度为47.9℃，质量回流比为1.1，塔顶压力为1.79MPa的条件下进行第二分离，塔釜得到C3组分，塔顶得到含C1-C2烃的组分；将含C1-C2烃的组分分为A1和A2两股物流，且A1为甲醇进料量的13％，其中，将A1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将A2引入脱甲烷塔中在塔顶温度为-40℃，塔釜温度为-9.5℃，质量回流比为3.45，塔顶压力为3.08MPa的条件下进行第三分离，塔釜得到C2组分，塔顶得到含甲烷的混合气体，然后将C2组分引入C2分离塔中在塔顶温度为-34.5℃，塔釜温度为-12.8℃，质量回流比为3.4，塔顶压力为1.69MPa的条件下进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到的乙烷与前述含甲烷的混合气体混合作为燃料气使用；将C3组分引入C3分离塔中在塔顶温度为53.3℃，塔釜温度为63.2℃，质量回流比为14.2，塔顶压力为2.15MPa的条件下进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
(ii-2)将含C4-C6烃的组分引入第二隔壁精馏塔，预分流段-II的理论塔板数为15块，含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第7块塔板，主精馏塔-II的理论塔板数为37块，侧线抽出位置为从上往下数第17块塔板，预分馏段-II的顶部温度为50.84℃，底部温度为73.94℃，顶部压力为0.26MPa；主精馏塔-II的塔顶采出温度为17.5℃，塔釜温度为90.65℃，质量回流比为13.6，塔顶压力为0.26MPa的条件下进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分；其中，将C4组分分为B1和B2两股物流，且B1为甲醇进料量的19％，将B1循环回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将B2与前述丙烷混合作为LPG产品使用；且将C5组分C1全部作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，C6组分分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68％。其中，D1与C1混合作为循环烃返回甲醇制低碳烯烃反应器中使用，将D2与前述含C7 +烃的重分混合，作为含C6 +的混合芳烃使用。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.415％，其中含C3组分的采出率为20.46％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.721％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.03％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.788％。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.607％，侧线采出物中，C5组分的采出率为34.689％，塔底采出物中，C6组分的采出率为27.484％。由于C5组分和C6组分混合以C5/C6循环烃的形式返回至甲醇制低碳烯烃反应器，为降低装置能耗，故侧线及塔底采出率为65-70％。
实施例4
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(i)中，将第一隔壁精馏塔中主精馏塔-I的塔顶采出温度替换为27℃，其余条件相同。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.45％，其中含C3组分的采出率为20.494％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.683％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.03％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.79％。
实施例5
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(i)中，将第一隔壁精馏塔中主精馏塔-I的塔釜温度替换为235℃，其余条件相同。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.416％，其中含C3组分的采出率为20.46％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.649％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.01％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.729％。
实施例6
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(i)中，将第一隔壁精馏塔中主精馏塔I的质量回流比替换为8.8，塔顶采出温度替换为25.12℃，塔釜温度替换为241.52℃，其余条件相同。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.453％，其中含C3组分的采出率为20.493％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.646％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.03％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.727％。
实施例7
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(i)中，将第一隔壁精馏塔中主精馏塔-I的塔顶压力替换为1.78MPa，塔顶采出温度替换为24.7℃，塔釜温度替换为240.83℃，其余条件相同。
步骤(i)中，塔顶采出物中，含C1-C3烃的组分的采出率为30.418％，其中含C3组分的采出率为20.461％；侧线采出物中，含C4-C6烃的组分的采出率为62.691％。
步骤(ii-1)中，所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1.01％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.685％。
实施例8
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(ii-2)中，将第二隔壁精馏塔中主精馏塔-II的塔顶采出温度替换为26℃，其余条件相同。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.589％；侧线采出物中，C5组分的采出率为34.728％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.515％。
实施例9
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(ii-2)中，将第二隔壁精馏塔中主精馏塔-II的塔釜温度替换为92℃，塔顶采出温度替换为22.14℃，其余条件相同。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.589％；侧线采出物中，C5组分的采出率为34.727％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.514％。
实施例10
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(ii-2)中，将第二隔壁精馏塔中主精馏塔-II的质量回流比替换为13.75，塔釜温度替换为96.53℃，其余条件相同。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.594％；侧线采出物中，C5组分的采出率为34.847％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.627％。
实施例11
按照实施例1的方法，不同的是，步骤(ii-2)中，将第二隔壁精馏塔中主精馏塔-II的塔顶压力替换为0.35MPa，塔顶采出温度替换为22.14℃，其余条件相同。
步骤(ii-2)中，塔顶采出物中，C4组分的采出率为31.465％；侧线采出物中，C5组分的采出率为34.99％；塔底采出物中，C6组分的采出率为27.862％。
对比例1
按照如图2所示工艺流程由甲醇制备低碳烯烃，具体包括：
(一)制备工艺
(a)将纯度大于99.85％的新鲜甲醇引入DME反应器中在275℃、1.6MPa条件下进行催化脱水(催化剂为氧化铝基催化剂)，得到二甲醚；
(b)将二甲醚引入甲醇制低碳烯烃反应器中在480℃、0.23MPa条件下进行催化脱水缩合(催化剂为沸石基催化剂)，得到烃类混合物；
(c)将烃类混合物引入急冷系统中将其中的水分离出来，得到脱水烃类混合物，然后将脱水烃类混合物引入烃压缩机系统中经四段压缩机压缩至2.3MPa，得到压缩后的脱水烃类混合物；
(二)分离工艺
压缩后的脱水烃类混合物进入脱丁烷塔中在塔顶温度为83℃，塔釜温度为165℃，质量回流比为1.8，塔顶压力为2.19MPa的条件下进行分离，塔顶得到含C4 —烃的组分，塔釜得到含C4 +烃的组分；然后含C4 —烃的组分与来自烃压缩机系统的气相混合物共同进入脱丙烷塔中在塔顶温度为38℃，塔釜温度为105℃，质量回流比为2，塔顶压力为2MPa的条件下进行分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到的含C4组分一部分作为循环烃返回至甲醇制低碳烯烃反应器，一部分作为LPG产品至界区；然后含C1-C3烃的组分进入脱乙烷塔中在塔顶温度为-32℃，塔釜温度为48℃，质量回流比为1，塔顶压力为1.77MPa的条件下进行分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分，塔釜得到C3组分；然后C3组分进入C3分离塔中在塔顶温度为53℃，塔釜温度为63℃，质量回流比为13，塔顶压力为2.14MPa的条件下将丙烯从丙烷中分离出来，得到聚合级丙烯，分离出来的丙烷与脱丙烷塔塔釜得到的C4组分混合，作为LPG产品至界区；同时，含C1-C2烃的组分进入脱甲烷塔中在塔顶温度为-37℃，塔釜温度为-10℃，回流比为3.4，塔顶压力为3.0MPa的条件下进行分离，塔顶得到的含甲烷的混合气体作为燃料气送往界区，塔釜得到C2组分进入C2分离塔中在塔顶温度为-34℃，塔釜温度为-13℃，质量回流比为4，塔顶压力为1.68MPa的条件下进行分离，塔釜得到的乙烷与脱甲烷塔塔顶得到的含甲烷的混合气体体混合，作为燃料气去往界区，塔顶得到聚合级乙烯；同时，脱丁烷塔塔釜得到的含C4 +烃的组分进入脱己烷塔中在塔顶温度为88℃，塔釜温度为160℃，质量回流比为0.3，塔顶压力为0.32MPa的条件下进行分离，塔釜得到的含C7 +烃的组分作为混合芳烃产品使用，塔顶得到的含C4-C6烃的组分中的大部分作为C5/C6循环烃返回至甲醇制低碳烯烃反应器，小部分进入汽油稳定塔中在塔顶温度为100℃，塔釜温度为165℃，质量回流比为9，塔顶压力为2.25MPa的条件下进行分离，塔顶得到的C4组分与前述C5/C6循环烃混合后返回甲醇制低碳烯烃反应器，塔釜得到的C5-C6组分与前述含C7 +烃的组分混合，作为含C5和C6 +的混合芳烃产品送往界区，通过汽油稳定塔对C4组分的含量进行调节，以满足混合芳烃组分油产品对该组分的要求。
所得乙烯的纯度为99.9％，收率为1％；所得丙烯的纯度为99.6％，收率为28.08％。
相比对比例1，采用本发明提供的方法制得的丙烯和乙烯各自独立地在具有相同纯度的前提下，具有更高的收率。
从上述实施例和对比例的结果可以看出，相比于现有技术将数个精馏塔连接在一起，按照逐步精馏方式达到分离产品的方法(如对比例1)，采用本发明提供的基于隔壁精馏塔的甲醇制低碳烯烃的方法，在获得满足产品质量要求的前提下，具有较高的乙烯和丙烯的收率，能够有效缩短工艺流程，降低工艺操作难度和成本；进一步地，通过调控隔壁精馏塔的操作条件在优选范围内，能够优化目标产物，具有明显更好的效果。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (11)
1.一种甲醇制低碳烯烃的方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
（1）以甲醇为原料，经甲醇制低碳烯烃工艺制备得到烃类混合物；所述甲醇制低碳烯烃工艺包括：（a）将所述甲醇进行催化脱水，得到二甲醚；（b）将所述二甲醚进行催化脱水缩合，得到所述烃类混合物；
（2）将所述烃类混合物进行急冷，得到的脱水烃类混合物进行压缩，得到压缩后的脱水烃类混合物进行第一分离，得到含C1-C3烃的组分、含C4-C6烃的组分和含C7 +烃的组分；
（3-1）将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，得到含C1-C2烃的组分和C3组分；将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，得到含甲烷的混合气体和C2组分；将所述C2组分进行第四分离，得到乙烯和乙烷，将所述C3组分进行第五分离，得到丙烯和丙烷；
（3-2）将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，得到C4组分、C5组分和C6组分；
其中，所述第一分离在含有预分馏段-I和主精馏塔-I的第一隔壁精馏塔中进行，且所述第一分离的条件包括：所述预分馏段-I的顶部温度为85-95℃，底部温度为170-180℃，顶部压力为1.5-2.2 MPa；所述主精馏塔-I的塔顶采出温度为20-35℃，塔釜温度为235-250℃，质量回流比为4-10，塔顶压力为1.5-2.2 MPa；
所述第二分离的条件包括：塔顶温度为-36℃至-30℃，塔釜温度为44-48℃，质量回流比为1-3，塔顶压力为1.75-1.88MPa；
所述第三分离的条件包括：塔顶温度为-58℃至-54℃，塔釜温度为-11℃至-7℃，质量回流比为3-4，塔顶压力为3-3.5 MPa；
所述第四分离的条件包括：塔顶温度为-36℃至-32℃，塔釜温度为-15℃至-10℃，质量回流比为2.9-3.35，塔顶压力为1.6-1.85 MPa；
所述第五分离的条件包括：塔顶温度为52-54℃，塔釜温度为62-66℃，质量回流比为13-16，塔顶压力为2-2.4；
所述第六分离在含有预分馏段-II和主精馏塔-II的第二隔壁精馏塔中进行，且所述第六分离的条件包括：所述预分馏段-II的顶部温度为50-60℃，底部温度为75-85℃，顶部压力为0.2-0.4 MPa；所述主精馏塔-II的塔顶采出温度为18-25℃，塔釜温度为90-100℃，质量回流比为10-16，塔顶压力为0.2-0.4 MPa。
2.根据权利要求1所述的方法，步骤（2）中，所述第一分离的条件包括：所述预分馏段-I的顶部温度为92-95℃，底部温度为172-174℃，顶部压力为1.7-1.9 MPa；所述主精馏塔-I的塔顶采出温度为23-27℃，塔釜温度为238-243℃，质量回流比为8-9.5，塔顶压力为1.7-1.9 MPa。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，步骤（3-2）中，所述第六分离的条件包括：所述预分馏段-II的顶部温度为54-56℃，底部温度为78-80℃，顶部压力为0.25-0.35 MPa；所述主精馏塔-II的塔顶采出温度为21-23℃，塔釜温度为95-97℃，质量回流比为14-15，塔顶压力为0.25-0.35 MPa。
4.根据权利要求1或2所述的方法，其中，在进行所述第二分离之前，将所述含C1-C3烃的组分进行脱水处理；
和/或，该方法还包括：将步骤（3-1）得到的丙烯进行吸附处理。
5.根据权利要求1或2所述的方法，其中，该方法还包括：将步骤（3-1）得到的部分所述含C1-C2烃的组分循环回步骤（1）；和/或，将步骤（3-2）得到的部分所述C4组分、部分所述C5组分、部分所述C6组分循环回步骤（1）。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，将步骤（3-1）得到的所述含C1-C2烃的组分分两股物流即A1和A2使用，且A1为甲醇进料量的13%，A1作为循环烃返回步骤（1）中使用；A2进行所述第三分离；
和/或，将步骤（3-2）得到的所述C4组分分两股物流即B1和B2使用，且B1为甲醇进料量的19%，B1作为循环烃返回步骤（1）中使用，B2与步骤（3-1）得到的丙烷混合作为LPG产品；
和/或，将步骤（3-2）得到的所述C5组分C1全部作为循环烃返回步骤（1）中使用；
和/或，将步骤（3-2）得到的C6烃重组分分两段物流即D1和D2使用，且D1与C1之和为甲醇进料量的68%，D1与C1混合作为循环烃返回步骤（1）中使用；D2与步骤（2）得到的含C7 +烃的组分混合作为含C6 +的混合芳烃产品。
7.一种甲醇制低碳烯烃的装置，其特征在于，该装置包括：制备单元、第一隔壁精馏塔、脱乙烷塔、脱甲烷塔、C2分离塔、C3分离塔和第二隔壁精馏塔；其中，
所述制备单元包括：依次连通的二甲醚反应器、甲醇制低碳烯烃反应器，所述二甲醚反应器用于将甲醇进行催化脱水，得到二甲醚；所述甲醇制低碳烯烃反应器用于将所述二甲醚进行催化脱水缩合，得到烃类混合物；
所述第一隔壁精馏塔连接所述制备单元的出口，用于将所述烃类混合物进行第一分离，塔顶得到含C1-C3烃的组分，塔釜得到含C7 +烃的组分，侧线段得到含C4-C6烃的组分；
所述脱乙烷塔连接所述第一隔壁精馏塔的塔顶，用于将所述含C1-C3烃的组分进行第二分离，塔顶得到含C1-C2烃的组分，塔釜得到C3组分；
所述脱甲烷塔连接所述脱乙烷塔的塔顶，用于将所述含C1-C2烃的组分进行第三分离，塔顶得到含甲烷的混合气体，塔釜得到C2组分；
所述C2分离塔连接所述脱甲烷塔的塔底，用于将所述C2组分进行第四分离，塔顶得到乙烯，塔釜得到乙烷；
所述C3分离塔连接所述脱乙烷塔的塔底，用于将所述C3组分进行第五分离，塔顶得到丙烯，塔釜得到丙烷；
所述第二隔壁精馏塔连接所述第一隔壁精馏塔的侧线段，用于将所述含C4-C6烃的组分进行第六分离，塔顶得到C4组分，塔釜得到C6组分，侧线段得到C5组分；
其中，所述第一隔壁精馏塔中预分流段-I的理论塔板数为20-24块，主精馏塔-I的理论塔板数为44-46块，所述烃类混合物的进料位置为从上往下数第15-17块塔板，侧线抽出位置为从上往下数第22-24块塔板；所述第二隔壁精馏塔中预分流段-II的理论塔板数为14-16块，主精馏塔-II的理论塔板数为36-38块，所述含C4-C6烃的组分的进料位置为从上往下数第6-8块塔板，侧线抽出位置为从上往下数第16-18块塔板；
其中，该装置还包括：连接所述甲醇制低碳反应器和第一隔壁精馏塔的急冷系统，用于将所述烃类混合物进行急冷，得到脱水烃类混合物；
该装置还包括：连接所述急冷系统和第一隔壁精馏塔的烃压缩机系统，用于将所述脱水烃类混合物进行压缩，得到压缩后的脱水烃类混合物。
8.根据权利要求7所述的装置，其中，该装置还包括：连接所述第一隔壁精馏塔的塔顶和脱乙烷塔的干燥床，用于将所述含C1-C3烃的组分进行脱水处理。
9.根据权利要求7所述的装置，其中，该装置还包括：连接所述C3分离塔的塔顶的二甲醚吸附床，用于将所述丙烯进行吸附处理。
10.根据权利要求7所述的装置，其中，所述脱乙烷塔的塔顶连接所述甲醇制低碳烯烃反应器，用于将部分所述含C1-C2烃的组分循环回所述甲醇制低碳烯烃反应器。
11.根据权利要求7所述的装置，其中，所述第二隔壁精馏塔的塔顶、侧线段、塔底各自独立地连接所述甲醇制低碳烯烃反应器，分别用于将部分所述C4组分、部分所述C5组分、部分所述C6组分循环回所述甲醇制低碳烯烃反应器。
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