CN114644540A - 一种醇制低碳烯烃的装置和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于低碳烯烃领域，涉及一种利用醇制低碳烯烃的装置和方法。该装置包括依次连接的第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，以及第二反应系统；所述分离系统设置有乙烷出料管线和丙烷出料管线；所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线与所述第二反应系统连接；所述第二反应系统包括依次设置的中间产物预热器/预热器组、中间产物反应设施，以及任选的裂解气急冷器/急冷器组；所述第二反应系统的出料管线与所述急冷系统连接。与现有的同规模醇制低碳烯烃流程相比，本发明的装置和方法可以减少副产物的种类，增产乙烯和丙烯约2.45wt％。本发明既可直接应用于新建的醇制低碳烯烃装置，也可在增加少量投资情况下应用于现有甲醇制系统装置的扩能改造。
Description
技术领域
本发明属于低碳烯烃领域，具体地，涉及一种醇制烯烃的装置和方法，采用本发明的装置和方法可以减少副产物的种类，降低单位烯烃的原料消耗，实现增产乙烯、丙烯。
背景技术
随着经济的发展，低碳烯烃的需求呈增长趋势，同时由于石油价格的剧烈波动，非烃类裂解技术得到较快的发展。另外随着页岩气产量的快速增加和煤制合成气技术的成熟，通过天然气或煤制合成气，合成制甲醇或二甲醚，再由甲醇制烯烃(Methanol ToOlefin，以下简称MTO)或从二甲醚制烯烃(Dimethyl ether To Olefin，以下简称DTO)技术的应用已引起了各方面的关注。MTO和DTO可以较高选择性地生产轻质烯烃，并可在较宽范围内灵活调节丙烯/乙烯比。
现有技术一采用专用流化床反应器和再生器，原料甲醇进入流化床反应器内，并脱水生成包含乙烯、丙烯的产品气。产品气经冷却、压缩后进入后续分离系统，分离得到产品乙烯、丙烯以及副产品燃料气、乙烷、丙烷、碳四和碳五+。
现有技术二采用专用流化床反应器和再生器，使原料甲醇转化为包含乙烯、丙烯的产品气，产品气经冷却后送出。该技术没有压缩和后续的分离系统。
现有技术三利用专有催化剂和流化床反应器，使甲醇转化为产品气，产品气经过压缩、前脱乙烷、脱甲烷、碳四吸收等工艺，得到产品乙烯、丙烯和副产品燃料气、乙烷、丙烷、碳四和碳五+。
发明内容
本发明的发明人发现，现有技术中的乙烷和丙烷均作为副产品送出(如图1所示)，未能得到充分利用。本发明提供一种醇制低碳烯烃的装置和方法，采用此方法，乙烷和/或丙烷不再是副产品，而是作为中间产物，实现增产乙烯、丙烯。
本发明的第一方面提供一种醇制低碳烯烃的装置，包括依次连接的第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，以及第二反应系统；
所述分离系统设置有乙烷出料管线和丙烷出料管线；所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线与所述第二反应系统连接；
所述第二反应系统包括依次设置的中间产物预热器/预热器组、中间产物反应设施，以及任选的裂解气急冷器/急冷器组；所述第二反应系统的出料管线与所述急冷系统连接。
本发明的第二方面提供一种醇制低碳烯烃的方法，该方法在上述装置中进行，包括：原料甲醇依次进入第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，分离系统得到的中间产物乙烷和/或丙烷进入第二反应系统，进行蒸汽裂解反应，得到包含乙烯和/或丙烯的裂解气，所述裂解气与所述第一反应系统得到的产品气合并进入所述急冷系统，经后续分离得到乙烯产品和/或丙烯产品。
本发明的效果是：作为一种新的醇制低碳烯烃工艺，与典型的甲醇制烯烃工艺相比，减少了副产品的种类，同等规模甲醇原料可产出更多的乙烯和丙烯产品。本发明具有非常显著的经济效益，同时还可降低整个装置的能耗。特别地，本发明的装置既可直接应用于新建的醇制低碳烯烃装置，也可在增加少量投资情况下应用于现有甲醇制低碳烯烃系统装置的扩能改造，有着良好的应用前景。
本发明的其他特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
图1示出了现有技术的工艺示意图。
图2示出了本发明一种实施方式的工艺示意图。
图3为本发明实施例1的具体流程图，分离系统采用前脱乙烷流程。
附图标记说明
A、第一反应系统
A01、甲醇转化反应器及再生器
B、急冷系统
B01、急冷换热器/换热器组；B02、急冷塔
C、压缩系统
C01、压缩机；C02、氧化物水洗塔和碱洗塔
D、分离系统
D01、脱乙烷塔单元；D02、脱甲烷塔单元；D03、碳二加氢单元；D04、乙烯精馏塔单元；D05、脱丙烷塔单元；D06、丙烯精馏塔单元；D07、脱丁烷塔单元和脱戊烷塔单元
E、第二反应系统
E01、中间产物预热器/预热器组；E02、中间产物反应设施；E03、裂解气急冷器/急冷器组
1、甲醇；2、产品气；3、工艺气、4、分馏物流；5、升压后的分馏物流；6、去除酸性气体的工艺气；7、脱乙烷塔塔顶物料；8、甲烷氢；9、脱甲烷塔塔釜物料；10、乙烷和乙烯；11、乙烯产品；12、中间产物乙烷；13、脱乙烷塔塔釜物料；14、C3物料；15、丙烯产品；16、中间产物丙烷；17、脱丙烷塔塔釜物料；18、第一副产品；19、第二副产品；20、预热的中间产物；21、裂解气；22冷却后的裂解气；23、蒸汽；24、有机硫。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
本发明提供一种醇制低碳烯烃的装置，包括依次连接的第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，以及第二反应系统；
所述分离系统设置有乙烷出料管线和丙烷出料管线；所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线与所述第二反应系统连接；
所述第二反应系统包括依次设置的中间产物预热器/预热器组、中间产物反应设施，以及任选的裂解气急冷器/急冷器组；所述第二反应系统的出料管线与所述急冷系统连接。
根据本发明，优选地，所述第一反应系统包括甲醇转化反应器及再生器。
根据本发明，优选地，所述急冷系统包括依次设置的急冷换热器/换热器组、急冷塔。
根据本发明，优选地，所述压缩系统包括依次设置的压缩机、氧化物水洗塔和碱洗塔。
根据本发明，优选地，所述分离系统包括脱乙烷塔单元、脱甲烷塔单元、碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元、脱丙烷塔单元、丙烯精馏塔单元、以及任选的脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元。脱丁烷塔单元、脱戊烷塔单元可以根据产物需要选择性设置。
根据本发明，所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线通常分别与乙烯精馏塔塔釜和丙烯精馏塔塔釜连接。
根据本发明，所述分离系统中根据三座特征精馏塔单元(脱甲烷塔单元、脱乙烷塔单元、脱丙烷塔单元)设置顺序不同，可采用顺序流程、前脱乙烷流程或前脱丙烷流程。
根据本发明一种具体实施方式，所述分离系统采用顺序流程：压缩系统与脱甲烷塔单元连接，脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线与脱乙烷塔单元连接；脱乙烷塔单元顶部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接，底部出料管线与脱丙烷塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；脱丙烷塔单元顶部出料管线与丙烯精馏塔单元连接，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线。
根据本发明另一种具体实施方式，所述分离系统采用前脱乙烷流程：压缩系统与脱乙烷塔单元连接，脱乙烷塔单元顶部出料管线与脱甲烷塔单元连接，底部出料管线与脱丙烷塔单元连接；脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；脱丙烷塔单元顶部出料管线与丙烯精馏塔单元连接，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线。
根据本发明再一种具体实施方式，所述分离系统采用前脱丙烷流程：压缩系统与脱丙烷塔单元连接，脱丙烷塔单元顶部出料管线连接脱甲烷塔单元，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线与脱乙烷塔单元连接；脱乙烷塔单元顶部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接，底部出料管线与丙烯精馏塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线。
根据本发明，优选地，所述第二反应系统的中间产物反应设施选自管式裂解反应器、裂解炉和催化流化反应器中的至少一种。
本发明还提供一种醇制低碳烯烃的方法，该方法在上述装置中进行，包括：原料甲醇依次进入第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，分离系统得到的中间产物乙烷和/或丙烷进入第二反应系统，进行蒸汽裂解反应，得到包含乙烯和/或丙烯的裂解气，所述裂解气与所述第一反应系统得到的产品气合并进入所述急冷系统，经后续分离得到乙烯产品和/或丙烯产品。
根据本发明，优选地，所述第二反应系统的中间产物反应设施内裂解的反应温度为600～950℃，优选为750～900℃；反应压力为0.01～0.5MPaG，优选为0.02～0.35MPaG。
根据本发明，进入第二反应系统的中间产物反应设施的中间产物乙烷和/或丙烷需为气相，并且有一定压力。因此，该方法优选包括：所述中间产物乙烷和/或丙烷在一定压力下进行气化之后进入第二反应系统，所述压力为0.4～2.2MPaG，优选为0.5～1.0MPaG。中间产物乙烷和/或丙烷减压后，其对应的饱和温度降低，汽化时释放出的冷量级位更低，充分回收冷量可以降低制冷压缩机的功率。
此外，由于中间产物乙烷和/或丙烷的反应温度较高，回收冷量的同时中间产物乙烷和/或丙烷先预热再进入所述第二反应系统的中间产物反应设施；预热后的温度可以为30～700℃，优选为500～680℃。
根据本发明，优选用装置内温度合适的工艺流股和/或丙烯冷剂来加热中间产物乙烷和/或丙烷以回收其汽化时释放出的冷量同时对中间产物乙烷和/或丙烷进行预热。
根据本发明一种优选实施方式，所述中间产物乙烷和/或丙烷利用第一反应系统中甲醇转化后的产品气的热量进行预热，第二反应系统与第一反应系统之间存在热耦合。
根据本发明另一种优选实施方式，所述中间产物乙烷和/或丙烷利用第一反应系统中的再生器烟气的热量进行预热，第二反应系统与第一反应系统之间存在热耦合。
根据本发明的方法，优选地，所述第二反应系统的中间产物反应设施为管式裂解反应器，所述管式裂解反应器设置于第一反应系统的甲烷转化反应器的辅助燃烧室内，由燃料提供裂解反应所需热量，第二反应系统与第一反应系统之间存在热耦合。
根据本发明，为降低烃分压、提高乙烯/丙烯收率，中间产物乙烷和/或丙烷与蒸汽按一定比例混合后进入第一反应系统的中间产物反应设施；所述蒸汽与乙烷和/或丙烷(即乙烷和丙烷的总和)的质量比为0.1～1.0：1，优选为0.25～0.4：1。
根据本发明，为抑制反应设施的结焦，优选向中间产物乙烷和/或丙烷中加入有机硫；所述有机硫的加入量通常使得体系中有机硫的含量为50～1000ppmw，优选为150～300ppmw。
根据本发明的方法，第二反应系统的中间产物反应设施出口物流可直接并入第一反应系统的甲醇转化得到的产品气，也可经过冷却再并入；如需冷却可经过一级或两级急冷换热器降温，冷却后的温度通常为200～700℃，优选为300～650℃。
根据本发明一种具体实施方式，如图2所示，所述醇制低碳烯烃的装置包括：第一反应系统A、第二反应系统E、急冷系统B、压缩系统C、分离系统D。原料甲醇过热气化后进入第一反应系统A的甲醇转化反应器，反应后得到的产品气进入急冷系统B，在急冷区产品气经各级冷却后从分离塔顶进入压缩系统C，在压缩区产品气经过压缩机多级压缩增压及脱除酸性气体和有机氧化物，然后进入分离系统D，分离区由多组精馏塔组成，在这里各组分准确切割，最终得到产物乙烯和丙烯，以及各种副产物，乙烯精馏塔塔底的乙烷和/或丙烯精馏塔塔底的丙烷作为中间产物汽化并加热到一定温度后送入第二反应系统E，在第二反应系统E内乙烷和/或丙烷在适当温度下裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解气，裂解气与第一反应系统A出口的产品气合并。
典型的甲醇制烯烃工艺流程如图1所示，相较典型的甲醇制烯烃工艺，本发明的工艺中乙烷和/或丙烷不再是副产品，而是作为中间产物，从而使得乙烯和丙烯的收率显著增加。
将现有的典型流程进入压缩机的物流定义为(P-xianyou)。
本发明一种实施方式中，在典型流程基础上设置第二反应系统并采用前脱乙烷流程，其出口的裂解气与第一反应系统的甲醇转化得到的产品气合并，将本发明进入压缩机的物流定义为(P-faming)。
P-faming与P-xianyou各关键组分的变化很大，尤其是影响后续分离效果的甲烷、氢和影响产品质量的乙炔、C3H4变化非常大。如表1所示。
表1
| P-faming/P-xianyou | |
| CO | 1.05～1.15 |
| CO<sub>2</sub> | 1.01～1.07 |
| 氢 | 1.30～1.80 |
| 甲烷 | 1.10～1.70 |
| 乙炔 | 30～65 |
| 乙烯 | 1.02～1.05 |
| 丙烯 | 1.00～1.01 |
| C<sub>3</sub>H<sub>4</sub> | 15～35 |
注：上表是同一组分在P-faming和P-xianyou中的浓度倍数的比较。
根据上述组分的变化，本发明分离系统的设备或局部流程优选进行进一步改进。
相对于图1所示的现有典型流程，采用前脱乙烷流程时，本发明脱乙烷塔单元的提馏段的通量优选上调；具体地，由于脱乙烷塔塔釜组成有较大变化，脱乙烷塔单元的提馏段的通量需要增加至1.02～1.05倍。
相对于图1所示的现有典型流程，采用前脱乙烷流程时，本发明脱甲烷塔单元的精馏段的通量优选上调；具体地，脱甲烷塔单元的精馏段的通量需要增加至1.2～1.7倍。
根据本发明，由于乙炔组成有较大变化，所述分离系统的碳二加氢单元中的碳二加氢反应器优选连续运行(适用于三种流程)。
除上述工艺条件外，本发明中其他设备的操作条件均可以采用本领域常规的工艺条件。
以下通过实施例对本发明进行进一步说明。
实施例1
本实施例用于说明本发明的醇制低碳烯烃的装置，如图3所示，包括依次连接的第一反应系统A、急冷系统B、压缩系统C和分离系统D，以及第二反应系统E；
所述第一反应系统A包括甲醇转化反应器及再生器A01；
所述急冷系统B包括依次设置的急冷换热器/换热器组B01、急冷塔B02；
所述压缩系统C包括依次设置的压缩机C01、氧化物水洗塔和碱洗塔C02；
所述分离系统D包括脱乙烷塔单元D01、脱甲烷塔单元D02、碳二加氢单元D03、乙烯精馏塔单元D04、脱丙烷塔单元D05、丙烯精馏塔单元D06、脱丁烷塔单元和脱戊烷塔单元D07；碱洗塔出料管线与脱乙烷塔单元D01连接，脱乙烷塔单元D01顶部出料管线与脱甲烷塔单元D02连接，底部出料管线与脱丙烷塔单元D05连接；脱甲烷塔单元D02顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线依次与碳二加氢单元D03、乙烯精馏塔单元D04连接；乙烯精馏塔单元D04顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；脱丙烷塔单元D05顶部出料管线与丙烯精馏塔单元D06连接，底部出料管线与脱丁烷塔单元和脱戊烷塔单元D07连接；丙烯精馏塔单元D06顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线；
所述分离系统D的乙烷出料管线和丙烷出料管线与所述第二反应系统E连接；
所述第二反应系统E包括依次设置的中间产物预热器/预热器组E01、中间产物反应设施E02，以及裂解气急冷器/急冷器组E03；所述第二反应系统E的出料管线与所述急冷系统B的急冷换热器/换热器组B01连接。
实施例2
本实施例用于说明本发明的醇制低碳烯烃的方法，采用如图3所示的一套180万吨甲醇/年装置。
225t/h甲醇1在甲醇转化反应器及再生器A01(流化床反应器)内转化为产品气2，产品气2经急冷换热器/换热器组B01降温至200～300℃，得到的工艺气3进入急冷塔B02进一步降温至40～50℃，分馏得到的分馏物流4进入压缩机C01，在压缩机系统，先经三段压缩升压至1.0～1.8MPaG，每段之间设有冷却器和段间罐，各段间冷却至35～42℃，将每段冷凝的液相分出，得到的升压后的分馏物流5经过氧化物水洗塔和碱洗塔C02(氧化物水洗塔的操作压力1.0～1.8MPaG、操作温度35～42℃；碱洗塔的操作压力1.0～1.8MPaG、操作温度42～47℃)脱除含氧化合物和酸性气后进入压缩机四段进行压缩，压缩到2.5～3.7MPaG后的物料经工艺气压缩机四段排出罐冷却至12～19℃，分别得到气相物流和液相物流，气液两相分别经干燥器进行干燥后进入脱乙烷塔单元D01。脱乙烷塔单元D01中脱乙烷塔的操作压力2.4～3.5MPaG，顶温-22℃～-15℃，釜温91～100℃，脱乙烷塔塔顶物料7(组成：H2、C1、C2)部分冷凝，液相作为脱乙烷塔回流，气相进入脱甲烷塔单元D02，脱乙烷塔塔釜物料13(组成：C3+)进入脱丙烷塔单元D05。脱甲烷塔单元D02中脱甲烷塔的操作压力2.4～3.5MPaG，顶温-39℃～-22℃，釜温-19℃～-11℃，脱甲烷塔塔顶物料(组成：H2、C1及少量C2)部分冷凝，液相作为脱甲烷塔回流，气相物料(甲烷氢8)作为副产物燃料气送出，脱甲烷塔塔釜物料9(组成：C2)经过碳二加氢单元D03去除乙炔并干燥去除微量水后进入乙烯精馏塔单元D04。乙烯精馏塔单元D04中乙烯精馏塔的操作压力1.3～2.0MPaG，顶温-39℃～-29℃，釜温-17℃～-9℃，塔顶冷凝的液相作为乙烯精馏塔回流，气相不凝气(如有)返回压缩机段间，侧线采出得到乙烯产品11，塔釜得到中间产物乙烷12。脱丙烷塔单元D05中脱丙烷塔的操作压力0.6～0.9MPaG，顶温9～18℃，釜温76～88℃，脱丙烷塔塔顶物料(组成：C3)全冷凝，一部分回流，一部分作为C3物料14进入丙烯精馏塔单元D06，脱丙烷塔塔釜物料17(组成：C4+)送至下游脱丁烷塔单元和脱戊烷塔单元D07，分别得到第一副产品18和第二副产品19。丙烯精馏塔单元D06中的丙烯精馏塔采用双塔，1#丙烯精馏塔塔顶操作压力为1.6～2.2MPa，顶温45～50℃，釜温55～60℃，2#丙烯精馏塔塔顶操作压力为1.5～2.1MPa，顶温43～49℃，釜温45～50℃，2#丙烯精馏塔塔顶全冷凝，一部分回流，一部分作为丙烯产品15采出，1#丙烯精馏塔塔釜得到中间产物丙烷16。为了利用乙烷和/丙烷增产乙烯和丙烯，中间产物乙烷12和中间产物丙烷16各自减压至0.5-1.0MPaG并汽化，经中间产物预热器/预热器组E01预热至500～680℃，预热的中间产物20按比例兑入蒸汽23(0.25～0.4：1)和有机硫24(体系中有机硫的含量为150～300ppmw)后进入中间产物反应设施E02进行裂解。中间产物反应设施E02出口的裂解气21经过裂解气急冷器/急冷器组E03冷却至300～650℃后作为冷却后的裂解气22在B01与第一反应系统A的产品气2合并，进入所述急冷系统B，经后续分离得到乙烯产品11和丙烯产品15。
根据本实施例的方法，通过中间产物乙烷和丙烷的裂解，与现有的同规模醇制低碳烯烃流程相比，乙烯和丙烯产量共增加1.882t/h，约2.45％wt。年增产乙烯和丙烯共1.5054万吨，按照8000元/t(乙烯+丙烯)计算，每年新增效益12043万元，为实现上述工艺所投入的成本可在一年内回收。可见本发明具有非常显著的经济效益。并且，双烯(乙烯和丙烯)能耗下降约1％，可见本发明还可降低整个装置的能耗。此外，本发明既可直接应用于新建的醇制低碳烯烃装置，也可在增加少量投资情况下应用于现有甲醇制系统装置的扩能改造，在现有装置扩能改造脱瓶颈中有着良好的应用前景。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。
Claims (10)
1.一种醇制低碳烯烃的装置，包括依次连接的第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，以及第二反应系统；
所述分离系统设置有乙烷出料管线和丙烷出料管线；所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线与所述第二反应系统连接；
所述第二反应系统包括依次设置的中间产物预热器/预热器组、中间产物反应设施，以及任选的裂解气急冷器/急冷器组；所述第二反应系统的出料管线与所述急冷系统连接。
2.根据权利要求1所述的醇制低碳烯烃的装置，其中，
所述第一反应系统包括甲醇转化反应器及再生器；
所述急冷系统包括依次设置的急冷换热器/换热器组、急冷塔；
所述压缩系统包括依次设置的压缩机、氧化物水洗塔和碱洗塔；
所述分离系统包括脱乙烷塔单元、脱甲烷塔单元、碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元、脱丙烷塔单元、丙烯精馏塔单元、以及任选的脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元；
所述分离系统的乙烷出料管线和丙烷出料管线分别与乙烯精馏塔塔釜和丙烯精馏塔塔釜连接。
3.根据权利要求2所述的醇制低碳烯烃的装置，其中，所述分离系统采用以下方式之一：
顺序流程：压缩系统与脱甲烷塔单元连接，脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线与脱乙烷塔单元连接；脱乙烷塔单元顶部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接，底部出料管线与脱丙烷塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；脱丙烷塔单元顶部出料管线与丙烯精馏塔单元连接，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线；
前脱乙烷流程：压缩系统与脱乙烷塔单元连接，脱乙烷塔单元顶部出料管线与脱甲烷塔单元连接，底部出料管线与脱丙烷塔单元连接；脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；脱丙烷塔单元顶部出料管线与丙烯精馏塔单元连接，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线；
前脱丙烷流程：压缩系统与脱丙烷塔单元连接，脱丙烷塔单元顶部出料管线连接脱甲烷塔单元，底部出料管线任选地与脱丁烷塔单元和/或脱戊烷塔单元连接；脱甲烷塔单元顶部连接有甲烷氢排出管线，底部出料管线与脱乙烷塔单元连接；脱乙烷塔单元顶部出料管线依次与碳二加氢单元、乙烯精馏塔单元连接，底部出料管线与丙烯精馏塔单元连接；乙烯精馏塔单元顶部连接有乙烯出料管线，底部连接有乙烷出料管线；丙烯精馏塔单元顶部连接有丙烯出料管线，底部连接有丙烷出料管线。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的醇制低碳烯烃的装置，其中，所述第二反应系统的中间产物反应设施选自管式裂解反应器、裂解炉和催化流化反应器中的至少一种；优选地，所述第二反应系统的中间产物反应设施为管式裂解反应器，所述管式裂解反应器设置于所述第一反应系统的甲烷转化反应器的辅助燃烧室内，由燃料提供裂解反应所需热量。
5.一种醇制低碳烯烃的方法，该方法在权利要求1-4中任意一项所述的装置中进行，包括：原料甲醇依次进入第一反应系统、急冷系统、压缩系统和分离系统，分离系统得到的中间产物乙烷和/或丙烷进入第二反应系统，进行蒸汽裂解反应，得到包含乙烯和/或丙烯的裂解气，所述裂解气与所述第一反应系统得到的产品气合并进入所述急冷系统，经后续分离得到乙烯产品和/或丙烯产品。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述第二反应系统的中间产物反应设施内裂解的反应温度为600～950℃，优选为750～900℃；反应压力为0.01～0.5MPaG，优选为0.02～0.35MPaG。
7.根据权利要求5所述的方法，其中，该方法包括：所述中间产物乙烷和/或丙烷在一定压力下进行气化之后进入第二反应系统，所述压力为0.4～2.2MPaG，优选为0.5～1.0MPaG；
所述中间产物乙烷和/或丙烷先预热再进入所述第二反应系统的中间产物反应设施；优选地，预热后的温度为30～700℃，优选为500～680℃。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述中间产物乙烷和/或丙烷利用第一反应系统中甲醇转化后的产品气的热量和/或第一反应系统中的再生器烟气的热量进行预热。
9.根据权利要求5-8中任意一项所述的方法，其中，所述中间产物乙烷和/或丙烷与蒸汽混合后进入第二反应系统的中间产物反应设施；所述蒸汽与乙烷和/或丙烷的质量比为0.1～1.0：1，优选为0.25～0.4：1；
向所述中间产物乙烷和/或丙烷中加入有机硫；所述有机硫的加入量使得体系中有机硫的含量为50～1000ppmw，优选为150～300ppmw；
对第二反应系统的中间产物反应设施出口物流进行冷却，冷却后的温度为200～700℃，优选为300～650℃。
10.根据权利要求5-8中任意一项所述的方法，其中，所述分离系统的碳二加氢单元中的碳二加氢反应器连续运行。
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