CN1639087A - 用于含氧化合物转化工艺的两极骤冷塔 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种从反应器流出物流中回收热并除去杂质的方法，该反应流出物流是从用于从含氧化合物进料流将含氧化合物转化为轻烯烃的流化的放热反应区排出的。本方法含有新颖的两级骤冷塔系统，以从第一塔中的反应器流出物流除去水，并从反应器流出物回收热，通过含氧化合物进料流和第一级塔顶流或者第一级循环回流之间的间接热交换，至少部分气化进料流。从第一塔排出的曳流含有大部分杂质和任何较高沸点的含氧化合物。第二级塔从轻烯烃产物流进一步除去水并提供提纯水流，其只需少量水气提以产生高纯水流。本发明将杂质浓缩为较小的流，在向流化的放热反应区提供气化的进料流方面节省了大量能量和成本。

Description

用于含氧化合物转化工艺的两级骤冷塔

发明背景

本发明涉及一种从含氧化合物(oxygenate)转化到轻烯烃的放热工艺中除去杂质并回收热的方法。传统上通过蒸气法或催化裂解法生产轻烯烃。由于石油来源有限的可利用性和高成本，从这样的石油来源生产轻烯烃的成本正逐步提高。轻烯烃被用作生产很多化学品的原料。随着第三世界新生经济的增长和扩张，对于轻烯烃的需要将显著增加。

对用于轻烯烃产品的替代材料的研究导致了含氧化合物(例如醇，更具体的说，使用甲醇、乙醇和更高级的醇，或它们的衍生物)的使用。这些醇可由发酵或者由合成气制备。合成气可由天然气、石油液体和包括煤炭、循环塑料、城市废水或者任何有机材料的含碳材料制备。因此，醇和醇衍生物可以提供基于非石油的生产烯烃和其他相关的烃类的路线。

已知分子筛，例如多微孔的结晶沸石和非沸石催化剂，特别是硅铝磷酸盐(SAPO)能够促进含氧化合物转化为烃类混合物。该方法通常可在一种或多种稀释剂存在下进行，该稀释剂可存在于含氧化合物给料中，基于供应到反应区的所有给料和稀释剂成分(或催化剂)的总摩尔数，其量为1-99摩尔％。US 4861938A和US 4677242A特别强调稀释剂与反应区的给料结合使用，以保持足够的催化剂选择性，来生产轻烯烃产物，特别是乙烯。

在较高的温度，一般高于250℃，优选高于300℃下，发生含氧化合物到烯烃的转化。在含氧化合物到烯烃的转化中，在高放热反应中释放出大量的热。由于反应器流出物的温度通常高于原料的温度，因此提出很多方法和方案来处理该过程产生的反应热，以避免工艺操作出现的问题。寻求有效利用传递到反应器流出物中的反应热的方法以避免操作问题，同时在含氧化合物原料转化以产生轻烯烃的生产过程中使总的公用设施消耗量降低，并同时最小化该过程中产生的废液。

与用于生产轻烯烃产品的常规石脑油裂解方法相反，在本发明中，通过催化转化含氧化合物生产轻烯烃，每转化一摩尔的含氧化合物还产生一摩尔水。当含氧化合物在非沸石分子筛例如SAPO-34或SAPO-17的存在下进行转化时，基本上不形成重烃相。此外，本发明在流化床反应器中进行，这导致流化床反应器的催化剂粉末转移到反应器流出物流中。因此，寻求一种骤冷方案，其能够从反应器流出物中回收反应热，同时最小化产生的含水废液流。

发明概述

本发明提供了一种将含氧化合物转化为轻烯烃的方法，该方法改善了从反应器流出物流的热回收并改善了废物回收，使总的公用设施需求最小化。在本方法中，在两级工艺中用含水料流骤冷反应器流出物，以促进烃类气体从任何夹带的催化剂粉末中分离，除去水和任何重的副产物，例如C₆ ⁺烃类。此外，本发明方法避免了以前未知的问题，即在常规的单塔骤冷系统操作中，会形成腐蚀性物质，特别是有机酸(例如乙酸、甲酸和丙酸)的积累。已经发现，反应器流出物可含有少量乙酸，该乙酸会在常规骤冷方法流程中积累。根据本发明，将反应器流出物首先通入第一级骤冷塔，其中，反应器流出物与在骤冷塔顶部导入的较纯的含水料流和中和剂接触，从而提供烃蒸气流和第一级塔底流和废水流。从骤冷塔底部排出的一部分废水流在高于反应器流出物引入骤冷塔的点的位置循环到骤冷塔。在本发明方法中，第一级骤冷塔产生的废水流是比单骤冷塔所产生的小得多的曳流(drag stream)，且本发明的废水流除了残留的催化剂粉末外，还含有有机含氧化合物和副产物，例如高分子量的醇和酮，以及被中和的有机酸组分。与工艺中特定点的反应器进料流与从骤冷塔排出的烃蒸气流以及来自水气提器底部的产物水的热整合，使从反应器的总热量回收提高，并提高了整个工艺的操作稳定性。

在一个实施方案中，本发明方法使用两级骤冷来从流化放热反应区中排出的反应器流出物流中回收热并除去杂质。本方法包括以下步骤：将含有含氧化合物的预热进料流通入中间冷凝器，通过间接热交换至少部分气化预热的进料流，以提供部分气化的进料流。将部分气化的进料流通入进料气化器，完全气化该部分气化的进料流，以提供气化的进料流。将气化的进料流通入具有进料侧和流出物侧的进料过热器的进料侧，通过与反应器流出物流的间接热交换提高气化的进料流的有效转化条件，以提供过热的进料流。将过热的进料流通入流化的放热反应区中，其中将过热的进料流在转换条件下与颗粒催化剂接触，以至少部分转化该含氧化合物，从而产生含有轻烯烃、杂质、水和催化剂颗粒的反应器流出物流。将反应器流出物流通入进料过热器的流出物侧，以冷却反应器流出物流，从而提供去过热的蒸气流出物流。将去过热的蒸气流出物流通入包括第一级塔和第二级塔的两级骤冷区的第一级塔中。从第一级塔中回收含有轻烯烃的塔顶流和含有杂质、催化剂颗粒和水的第一级塔底流。第一级塔底流的第一部分和中和流返回到第一级塔的上部。至少第一级塔底流的第二部分作为曳流从工艺中排出。塔顶流或至少部分第一级塔底流通入中间冷凝器，以通过与预热的进料流间接热交换来冷却塔顶流或塔底流，从而提供冷却的塔顶流或冷却的塔底流。塔顶流通入第二级塔中，以分离轻烯烃和水，从而提供含有轻烯烃的蒸气产物流和提纯水流。提纯水流的第一部分返回到第一级塔的上部，提纯水流的第二部分在产物热交换器中冷却，从而提供冷却的提纯水流，并将该冷却的提纯水流返回到第二级塔的上部。将提纯水流的第三部分通入水气提塔中，以提供水气提塔顶流和高度提纯水流。进料流在进料预热器中通过与高度提纯水流的间接热交换进行预热，从而产生预热的进料流。

在另一个实施方案中，本方法是一种两级骤冷塔方法，用于除去含氧化合物转化装置排出的过热反应器流出物流中的杂质。本方法包括以下步骤：将含有轻烯烃、水和有机酸的过热反应器流出物流通入进料/流出物交换器中，以通过与气化的进料流的间接交换使过热反应器流出物流去过热，从而提供去过热的流。将去过热的流通入包括第一塔和第二塔的两级骤冷区的第一塔中。去过热的流在第一塔的上部与中和的水流接触以凝结至少部分水，从而提供含有水和中和的有机酸的第一级塔底流和含有轻烯烃和水的第一级塔顶流。将第一级塔顶流通入第二塔中，并在其中与冷却的提纯水流接触，以提供轻烯烃产物流和提纯水流。将提纯水流的第一部分冷却以提供冷却的提纯水流。将提纯水流的第二部分通入水气提塔中，从而提供高纯度水流和气提塔顶流。气提塔顶流与第一级塔顶流混合，在将第一级塔顶流通入第二级塔之前冷却第一级塔顶流，或者将提纯水流的第二部分通入水气提塔中以提供高纯度水流和气提塔顶流，冷却部分第一级塔底流，并将其与中和流和提纯水流的第三部分混合，以提供中和的水流。提纯水流的第四部分返回到第一塔中。

附图简述

图1是说明现有技术的示意性工艺流程方案。

图2说明本发明的示意性工艺流程方案。

图3是说明本发明另一实施方案的示意性工艺流程方案。

图4是说明优选实施方案和一体化的含氧化合物转化工艺的示意性工艺流程方案。

发明详述

本发明包括一种将含有一种或多种脂肪族杂化合物，包括醇、卤化物、硫醇、硫化物、胺、醚和羰基化合物或其混合物的原料催化转化为含有轻烯烃产物，即C₂、C₃和/或C₄烯烃的烃类产物的方法。在有效处理条件下原料与硅铝磷酸盐分子筛接触，以生产轻烯烃。生产轻烯烃的硅铝磷酸盐分子筛通常可用于本方法中。优选的硅铝磷酸盐是US 4440871A中描述的那些。下面将更完整地描述可用于本方法的硅铝磷酸盐分子筛。

本方法中的进料流含有含氧化合物。这里使用的术语“含氧化合物”包括醇、醚和羰基化合物(醛、酮、羧酸等)。含氧化合物原料优选含有1-10个碳原子，更优选含有1-4个碳原子。合适的反应物包括低级的直链或支链烷基醇及其不饱和的相应物。合适的含氧化合物化合物的代表包括甲醇、二甲醚、乙醇、二乙醚、甲乙醚、甲醛、二甲基酮、乙酸及其混合物。

根据本发明方法，通过使脂肪族杂化合物原料与预先选择的催化剂接触，而将含氧化合物原料催化转化为含有脂肪族部分的烃，例如，但不限于，甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烯和有限量的其他高级脂肪族。需要一种稀释剂来保持催化剂生产轻烯烃、特别是乙烯和丙烯的选择性。使用蒸气作为稀释剂具有某些设备成本和热效率方面的优势。有利地将蒸气和液态水之间的相变用于原料和反应器流出物之间的热传递，稀释剂从产物中分离需要简单的水的凝结，从而使水和烃分离。已经公开了1摩尔进料与0.1-5摩尔水的比例。

本发明的含氧化合物转化方法优选在气相进行，这样含氧化合物原料以蒸气相在反应区中与分子筛催化剂在有效的转化条件(即根据制备的烯烃有效的温度、压力、WHSV以及任选的有效量的稀释剂)下接触以产生烯烃。进行该过程一段时间，使其足以生产所需要的轻烯烃产物。在宽范围的压力，包括自生的压力下有效进行该含氧化合物转化过程。0.001大气压(0.76torr)-1000大气压(760,000torr)之间的压力会影响轻烯烃产物的形成，尽管不必在所有压力下形成优选量的产物。优选的压力为0.01大气压(7.6torr)和100大气压(76,000torr)之间。更优选的是，压力范围为1-10大气压。这里所涉及的过程的压力仅为存在的惰性稀释剂的，若有的话，该压力指与含氧化合物化合物和/或其混合物相关的原料的分压。含氧化合物转化方法中使用的温度可在宽范围变化，其取决于、至少部分取决于所选分子筛催化剂。通常，该方法可在200°-700℃的有效温度下进行。

在本发明的含氧化合物转化方法中，优选催化剂具有相对较小的孔。优选地，小孔催化剂具有基本上均匀的孔结构，例如有效直径小于5埃的尺寸和形状基本上均匀的孔。合适的催化剂可含有非沸石的分子筛和基底材料。

非沸石的分子筛包括具有合适的有效孔尺寸的分子筛，其包含经验的化学组成，在无水基础上，由以下经验式表示：

                      (EL_xAl_yP_z)O₂

其中EL是选自硅、镁、锌、铁、钴、镍、锰、铬的元素及其混合物，x是EL的摩尔分数并至少为0.005，y是Al的摩尔分数，并至少为0.01，z是P的摩尔分数，并至少为0.01，且x+y+z＝1。当EL为金属混合物时，x表示存在的元素混合物的总量。在本发明的一个优选的实施方案中，元素(EL)为硅(通常称为SAPO)。可用于本发明的SAPO是在US4440871A、US 5126308A和US 5191141A中描述的任何一种，包括SAPO-34和SAPO-17。

优选的含氧化合物转化催化剂可以并优选结合到固体颗粒中，其中，催化剂以促进需要的烃转化的有效量存在。一方面，固体颗粒含有催化有效量的催化剂和至少一种基底材料，该基底材料优选选自粘合材料、填充剂材料及其混合物，以使固体颗粒具有需要的某种性能或某些性能，例如，需要的催化剂稀释度、机械强度等。这样的基底材料常常在某种程度上是天然多孔的，并且能或不能有效促进需要的烃转化。如果催化剂组合物中包括基底材料，例如粘合剂和/或填充材料，非沸石分子筛优选是全部组分重量的1-99％，更优选5-90％，并特别优选10-80％。

在含氧化合物转化反应过程中，焦炭沉积在催化剂上。焦炭有减少催化剂上活性位点数的作用，因而影响转化程度。在转化过程中，部分焦化的催化剂从反应区排出并再生，以除去至少部分含碳材料，并返回到含氧化合物转化反应区。根据特定的催化剂和转化率，希望基本上除去含碳材料，如小于1重量％，或者只是部分地再生催化剂，如至2-30重量％的碳。

通过从甲醇制备包括乙烯和丙烯的轻烯烃的甲醇-烯烃(MTO)法来进一步说明本发明的含氧化合物转化方法。在骤冷塔中，在烯烃产物被回收前，从MTO反应器排出的反应产物必须在骤冷塔中被冷却并与水和转化的副产物分离。在骤冷塔中，大部分水被凝结，轻烃和轻含氧化合物从骤冷塔顶作为塔顶流除去，水从骤冷塔底部除去。从骤冷塔除去的水中含有一些溶解的轻烃类和包括含有醇和酮的重含氧化合物的重副产物，它们的标准沸点大于或等于水的沸点，必须用轻质气体，如蒸气或氮气通过用水气提重的副产物而除去。通入MTO反应器的进料流可以是提纯的甲醇(基本为纯的)或者是最多含有30重量％水的含水粗甲醇。进料流在被供料到流化床MTO反应器之前被加热并气化。这需要大量的能量。因此，必须回收可能多的反应器流出物的能量，并用其加热和气化进料流。不过，水基本上是骤冷塔中唯一的凝结产物。因此，骤冷塔内的操作温度非常接近操作压力下纯水的始沸点/露点。尽管甲醇和水的沸点差大于16℃(60°F)，但在甲醇气化和水凝结阶段之间有操作压力差。该差别是由通入热交换器、MTO反应器、管线等产生的压力降引起的。该压力差直接导致进料气化和产物凝结温度之间的差别，使有意义的热交换变得困难。甲醇进料中任何水的存在降低了沸点曲线，并使问题更严重。因为仅使用进料流和反应流出物之间的间接热交换难以完全气化进料流，需要用蒸气加热进料流来提供大量的外部热量，以确保进料流在引入反应区前被完全气化。反应器可包括固定床或流化反应区，但优选流化反应区。

在常规骤冷系统的操作中，基本上所有的从骤冷塔底部排出的水都被污染，必须在其返回流程前进行进一步的处理，并通过与进料流进行间接热交换而冷却泵唧循环物。本发明显著降低了骤冷塔底的处理需要，提供用于本方法的提纯水，从而降低了本方法总公共设备的需求，并减少了完全气化进料流需要的蒸气。在本发明中，反应器流出物被去过热，并通入第一级骤冷塔。在一个实施方案中，含有轻烯烃和水的烃蒸气流从第一级骤冷塔顶部排出，并在中间冷凝器与一部分进料流进行间接热交换，以冷却或至少部分凝结烃蒸气流，并提供部分反应热来加热进料流。然后，将冷却或至少部分凝结的烃蒸气通入第二级分离塔或者产物分离器中，以进一步减少烃蒸气流中的水量。从第二级分离塔顶部回收轻烯烃蒸气流，并从第二级分离塔底部回收相对纯的含水液流或提纯水流。部分提纯水流返回到第一级骤冷塔，其余部分通入水气提塔区，在那里，任何剩余的含氧化合物，例如二甲醚和甲醇，以及少量的轻烃类，例如丙烷，作为气提塔顶流从提纯水流中除去，并从水气提塔区底部除去高纯度产物水流。在与进料流部分交换之前，气提塔顶流与第一级骤冷塔顶部排出的烃蒸气混合。本发明可以包括如上描述的中间冷凝器形式的中间冷却器，以在预热的进料流和两级骤冷系统的第一级骤冷塔排出的塔顶流之间进行间接热交换，或者包括中间冷却器，其在预热的进料流和第一级骤冷塔塔底部分(作为第一级泵循环流被冷却并返回第一级骤冷塔)之间进行间接热交换。这些流程分别表示在图2和图3中。在两个流程中，反应器流出物流中的水部分被凝结并由第一级骤冷塔塔底，作为含有杂质、催化剂粉末和中和有机酸的较少的曳流从过程中排出。在两个流程中，从第一级塔排出的曳流是少于总回收水的20重量％，该总回收水是曳流和从水气提塔除去的纯的或高度提纯的水的总和。优选地，第一级塔底流排出的曳流含有总回收水的至少5重量％且少于15重量％；并更优选第一级塔底流排出的曳流含有少于总回收水的10重量％。在两个流程中发现有机酸，例如乙酸、甲酸和丙酸存在于反应器流出物流中，并且这些有机酸可被第一级循环回流中的中和物质的注入中和。这样，任何有机酸被中和并作为溶解的盐而在曳流中除去。通过在工艺的该点将酸除去，在工艺流程的早期，剩余的整个产物回收系列的腐蚀和污染问题得以减轻。优选中和物质含有苛性碱，尽管可使用氨或胺或其混合物。

图2所示的流程方案(其包括中间冷凝器)能够最大程度地节约能量。使用中间冷却器形式的中间冷凝器的图2流程方案的一个意想不到的优点在于，提纯的水返回第一级骤冷塔并且曳流被去耦合。该去耦合使得管线25(图2)中的曳流可被独立地控制，以调节第二级塔或产物分离器46(图2)产生的提纯的水的质量。因此，图2表示的流程方案使方法操作具有最大的灵活性，以控制烃产物中杂质和水的除去。此外，本发明提高了整个方法的能量效率，这是通过确保在凝结蒸气/沸腾的液体的交换器中进行反应器流出物和进料流之间的间接热交换(其提供了进料过热器中这些流之间最大的总传递)，因而降低了大量的蒸气需求，并在进料流进入反应器之前将之完全气化而实现的。

气化部分进料流的另一方法包括将部分进料流通入水气提塔，将含有气化的含氧化合物的部分水气提塔顶流排出，并将部分水气提塔顶流通入放热反应区。

附图详述

图1表示将来自含氧化合物转化方法的流化的反应器流出物进行骤冷的现有技术方法。这样的方法的一个实例在WO 99/55650中公开。参考图1，管线1中的反应器流出物通入进料/流出物交换器11中，将来自反应器流出物的部分反应热间接地传递到供入反应器的原料，从而在向管线2中提供冷却的反应器流出物流。将管线2中的冷却的反应器流出物流通入水骤冷塔12内，以提供管线3中的烯类塔顶流和管线4中的液流。部分管线5中的含水液流作为废含水液流经由管线4和5排出，将部分管线4中的液流经由管线6通入冷却器13，以提供管线7中的冷却的循环回流，其返回水骤冷塔12的点在管线2中的反应器流出物流被引入的点之上。

图2表示本发明的两级骤冷方法，其中管线20中的反应器流出物流在反应器流出物条件下，包括在250°-550℃的温度下，通入进料过热器，或者进料/流出物交换器40，以冷却反应器流出物流，从而提供管线21中的冷却的反应器流出物流。管线21中的冷却的反应器流出物流被引入具有上部42a和下部42b的第一级骤冷塔42。在第一级骤冷塔42中，被引入第一级骤冷塔下部42b的管线21中冷却的反应器流出物流与管线24′引入的循环回流接触，得到管线26中的第一级塔顶流，该塔顶流从第一级骤冷塔的上部42a排出，其水量比冷却的反应器流出物流中的水量减少了。管线23中的液流或者第一级骤冷塔底流(含有水、杂质、含氧化合物和催化剂粉末)从第一级骤冷塔42的下部42b排出。至少部分液流作为含水废液流，或者曳流，经由管线23和管线25从流程中排出，并通入水处理区(未绘出)，用于做进一步处理。曳流中的杂质包括中和的酸(有机盐)。该中和的酸是由管线47中的有效量的中和流注入管线24中的循环回流以中和有机酸而得到的，以防止第一和第二级骤冷塔中的腐蚀和污染。曳流，或者废含水液流，含有大部分杂质和催化剂粉末，此时被浓缩为少量的曳流，其占总回收水量的5-10重量％。管线23中的液流的剩余部分，作为循环回流经由管线24和24′返回第一级骤冷塔42。管线26中的第一级塔顶流经由管线26和26′通入中间冷凝器45，其中，第一级塔顶流通过间接热交换被冷却，从而提供管线22中的冷却的第一级塔顶流。管线31′中的水气提塔顶流基本上是水气提塔(未绘出)排出的全部蒸气，并在第一级塔顶流经由管线26和26′通入冷凝器45之前，与管线26中的第一级塔顶流混合。

通过新的热交换顺序冷却管线26′中的第一级塔顶流和管线20中的反应器流出物流，该热交换顺序只有通过本发明才是可能的。因此，将管线39中的含有含氧化合物和最多30重量％水的预热过的进料流通入中间冷凝器45的进料侧，通过与管线39中的预热过的进料流的间接热交换来冷却管线26′中的第一级塔顶流，以提供管线37中的部分气化的进料流和管线22中冷却的第一级塔顶流。将管线37中部分气化的进料流通入进料气化器46，从而基本上完全气化进料流，并得到管线37′中的气化的进料流。将管线37′中的气化的进料流通入进料过热器40。进料过热器40优选为具有进料侧和流出物侧的立式交换器。在进料过热器40中，将管线20中的反应器流出物流，过热的蒸气流，与管线37′中的完全气化的进料流进行间接热交换，使反应器流出物流去过热，并在将管线25中的过热的进料流通入含氧化合物转化区(图2中未绘出)之前，使进料流过热。

将管线22中的冷却的第一级塔顶流通入第二级塔，或者具有上部分离区46a和下部分离区46b的产物分离器46中，该产物分离器提供管线27中的含有轻烯烃的第二级塔顶流和管线28中的含有小于10,000重量ppm含氧化合物的提纯水流。在水气提塔中进行常规的水气提，以从提纯水流中气提含氧化合物，从而提供高纯度水流之后，该高纯度水流含有小于500重量ppm的含氧化合物，更优选地，在常规的水气提后，高纯度水流含有10-100重量ppm的含氧化合物。至少一部分提纯水流作为骤冷塔补充流经由管线28和29返回第一级塔，且一部分提纯水流作为净提纯水流经由管线30和31从下部分离区46b排出。管线31中的净提纯水流通入水气提塔(未绘出)，且如上所述，水气提塔顶流返回管线31′中。提纯水流的第二部分作为第一分离器循环回流经由管线30和32导入第二热交换器48中，以产生管线34中的第一冷却提纯水流。第一冷却提纯水流返回第二级塔46中，其返回点在管线22中的第一级塔顶流被引入下部分离区46b的上部分的点之上。管线35中的侧曳流从上部分离区46a的下端排出，并通入第三热交换器50中，以产生第二冷却的水流，或者第二分离器循环回流(在管线36中)，其从上部分离区46a返回第二级塔46中。第二热交换器48可以是烯烃分离区(未绘出)中的产物热交换器，其中管线32中的提纯水流通过间接热交换而冷却，以提供管线34中第一冷却提纯水流。

现在参照图3(本发明的一可选实施方案)，在中间冷却器84(其通过与管线94中预热的进料流进行间接热交换来冷却管线64中部分的第一级骤冷塔底流)中部分气化预热的进料流。根据图3，将管线60中的反应器流出物流通入进料过热器80(其中反应器流出物流被去过热)，并在管线61中通入第一级骤冷塔82。第一级骤冷塔82是包括第一级骤冷塔82和第二级塔86的两级骤冷区的一部分或产物分离器。将管线67中的提纯水流通入第一级骤冷塔82的上部，并回收管线62中的塔顶流。管线62中的塔顶流含有轻烯烃和水。管线63中第一级塔底流从第一级骤冷塔82的底部除去。第一级塔底流含有杂质、催化剂颗粒和水。第一级塔底流的第一部分作为管线65中的曳流从流程中排出。第一级塔底流的第二部分经由管线63和64通入中间冷却器84，其中通过如上所述的间接热交换来冷却第一级塔底流的第二部分，以提供管线66中冷却的第一级塔底流。管线95中的中和流注入管线66，以中和有机酸杂质，例如乙酸、甲酸和丙酸(其令人惊讶地出现在反应器流出物中)，并将有机酸转化为有机盐。中和流选自苛性碱、氨和胺。管线66中的冷却的第一级塔底流在需要时与管线70中第二级提纯水流混合，以提供管线67中的提纯水流，其被返回至第一级骤冷塔82的上部。管线70中的第二级提纯水流的流动不是常规的流动，其只是当通过中间冷却器84除去的热量不够时才需要。将管线62中的塔顶流通入第二级塔86，或者产物分离器中，在其中与管线74中的冷却的提纯水流接触，以进一步分离来自第一级塔顶流的水，得到管线68中的轻烯烃产物流和管线69中提纯水流。如上所述，管线69中的提纯水流的第一部分经由管线70返回第一级骤冷塔。将提纯水流的第二部分经由管线69、71和73通入第一第二级交换器88，以提供管线74中的冷却的提纯水流。管线74中的冷却的提纯水流返回第二级塔的下部，其返回点在第一级塔顶流被引入第二级塔86的点之上。管线75中的侧曳流从第二级塔86排出，其排出点在管线74返回之处以上，并通入第二交换器90，以冷却侧曳流，并提供管线77中的第二冷却水流。将管线77中的第二冷却水流返回第二级塔的顶部。管线69中的提纯水流的第三部分经由管线69、71和72被排到水气提区(未绘出)，其中提纯水流被气提，产生含有小于500重量ppm含氧化合物的高纯度水流。优选高纯度水流含有10-100重量ppm的含氧化合物。根据图3，将管线94中的预热的进料流通入中间冷却器84，以冷却第一级塔底流，并至少部分气化进料流，以提供管线92中的部分气化的进料流。将管线92中的该部分气化的进料流通入进料气化器93，其充分气化进料流，以提供管线92′中的气化的进料流。将管线92′中的气化的进料流通入进料过热器80的进料侧，使进料过热，以得到管线91中的过热的进料流，其此时可以通入MTO反应器中(未绘出)，并将管线60中的反应器流出物流去过热。管线68中的轻烯烃产物流通入产物分离区(未绘出)，分离各个烯烃产物。烯烃产物包括乙烯、丙烯和丁烯。

图4表示如图2所示的本发明的从将含氧化合物转化为轻烯烃产物的系统的与用于丙烯生产的综合装置的整合。参照图4，将管线175中的进料流通入进料预热器234，以提供管线140中的预热进料流。将管线140中的预热进料流通入中间冷凝器208，以部分气化预热的进料流，从而提供管线141中的部分气化的进料流。将管线141中部分气化的进料流通入进料气化器179，其基本上气化进料流，以提供管线178中的气化进料流。将管线178中的气化进料流通入进料过热器204的进料侧，以通过与管线143中的反应器流出物流的间接交换来过热进料流进料流，从而提供管线142中的过热进料流。管线143中的反应器流出物流从含氧化合物转化反应区202排出，该反应区含有流化的催化剂，该催化剂以常规方式间歇地或连续地循环到再生区200，以保持所需的选择性和转化率。反应区202保持在转化含氧化合物以制备轻烯烃产物的有效条件下。反应器流出物流含有轻烯烃、水、杂质、未反应的含氧化合物和催化剂粉末。在进料过热器204中，反应器流出物流被去过热，得到管线144中的去过热蒸气流出物流。将管线144中的去过热的蒸气流出物流通入包括第一级骤冷塔206和第二级塔的两级骤冷区的第一级骤冷塔206中或产物分离器210。在第一级骤冷塔206中，去过热的蒸气流出物流与管线149中的提纯水流接触，该水流被引入第一级骤冷塔206的顶部和上部。管线145中的第一级塔顶流从第一级骤冷塔206排出，并经由管线145和151而通入中间冷凝器208，以提供管线152中的冷却的第一级塔顶流。中间冷凝器208提供了管线140中的预热的进料流和管线151中第一级骤冷塔顶流之间的间接热交换，以部分气化预热的进料流，并冷却第一级塔顶流。含有催化剂粉末、杂质和水的第一级塔底流经由管线146从第一级骤冷塔206排出，且其部分作为管线148中的曳流排出。管线148中的曳流含有总回收水的5-15重量％，该总回收水是曳流和管线177中高度提纯水流(从水气提塔214排出)的总和。第一级塔底流的剩余部分被注入管线180中的中和流中，并作为骤冷循环回流，在管线147中返回第一级骤冷塔的上部。将管线152中的冷却的第一级塔顶流通入第二级塔210，或者产物分离器，以从水中分离轻烯烃，从而提供管线154中的含有轻烯烃的蒸气产物流，和管线153中的提纯水流。提纯水流的第一部分经由管线153和149返回第一级骤冷塔的上部。将管线153中的提纯水流的第二部分经由管线171通入产物热交换器232，以提供管线172中的冷却的提纯水流。将管线172中的冷却的提纯水流返回第二级塔210的上部。将提纯水流的第三部分经由管线153和153′通入水气提塔214，以提供管线150中的水气提塔顶流和管线170中的高纯度水流。将管线170中的高纯度水流通入进料预热器234，以进一步冷却高纯度水流，从而提供管线177中的冷却的高纯度水流，同时通过间接交换来预热管线175中的进料流。在第一级塔顶流经由管线151引入中间冷凝器208之前，将管线150中的水气提塔顶流与管线145中的第一级塔顶流混合。管线177中的高纯度水流的含氧化合物含量小于500重量ppm。高纯度水流可被取出，作为纯水再用于工艺中的任何地方，或以常规分子筛吸附法进一步处理，以用本领域技术人员熟知的方式进一步降低含氧化合物含量。

管线154中的蒸气产物流经过一系列步骤，制得各种轻烯烃产物。首先，将蒸气产物流通入压缩区216，以提供管线155中的压缩烯烃流。将管线155中的压缩烯烃流通入含氧化合物除去区218，以除去所有未反应的含氧化合物。含氧化合物除去区218可包括基于常规吸附的过程或者使用分子筛的常规吸附过程，以选择性除去含氧化合物。基本上无含氧化合物的流由管线156从含氧化合物除去区排出，并通入苛性碱洗区220，其中，基本上无含氧化合物的流与含水苛性碱溶液接触，除去二氧化碳。基本上无二氧化碳的轻烯烃流从管线157排出，并通入干燥区222以除去水。干燥区222包括使用分子筛的常规干燥剂的干燥系统。干燥的烯烃产物流经管线158从干燥区排出，并通入常规轻烯烃回收区(以脱乙烷塔区224表示)，其中含有沸点低于丙烯的组分的流，或丙烯和更重的流经管线160从脱乙烷塔区224排出，并进行进一步的乙烯回收(未绘出)。丙烯和更重的流从脱乙烷塔区排出，并经由管线164通入脱丙烷塔区228。在脱丙烷塔区228中，含有丙烷和丙烯的C3烃流与管线165中沸点高于丙烷的C₄ ⁺流分离。管线165中的C₄ ⁺流被排出，以进一步回收丁烯。将C₃烃流通入丙烷/丙烯分离再沸器230，将管线166中的高纯丙烯流(大于95摩尔％的丙烯)与管线169中的丙烷产物分离。根据本发明，使用管线171中的提纯水流的第二部分来加热丙烷/丙烯分离再沸器230，或者产物热交换器，从而冷却提纯水流的第三部分，以提供管线172中冷却的提纯水流。

实施例

实施例I

表1的栏A表示关键的工艺热交换器和向现有技术装置的具体能量输入，该装置使用单级骤冷塔，通过转化甲醇进料流每年生产1.2公吨的轻烯烃。关键的工艺热交换器包括进料预热器，其通过与气提的废水流间接交换来加热进料；中间冷却器，其实现在预热的进料流和循环的骤冷塔底流之间的热交换；以及进料过热器，其与反应器流出物进行热交换。向流程的热输入源包括进料气化器，以在与反应器流出物间接热交换之前气化进料；进料气提塔再沸器，其为含氧化合物和骤冷塔底流的分离供应热量；以及在反应区使用的催化剂冷却器回收的热量。甲醇进料流包括含有82重量％甲醇和18重量％水的粗甲醇。在现有技术流程方案中，在200-350kPa(30-50psia)的操作压力和450-480℃的温度下，甲醇进料流在SAPO-34非沸石催化剂上的流化反应区中转化，制得含有等量乙烯和丙烯的反应器流出物流。现有技术流程方案需要每小时150g焦耳(千兆焦耳)的总能量输入，为进行对比，常规操作的单塔骤冷流程方案的相对能量要求的值表示为1.0。

                           表1

              相对的热交换容量和能量输入对比

热交换器	A现有技术	B两级骤冷	C2级骤冷和中间冷凝器
				工艺热交换器评价
进料预热器	1	0.91	0.96
				中间冷却器(骤冷塔塔底)	1	1.0	无
中间冷凝器	无	无	有
				进料过热器	1	1.0	0.99
工艺的能量输入
				进料气化器	1	1.02	0.67
进料气提塔	1	1.0	1.03
				总能量输入，g焦耳/hr	149	155	125
总相对能量输入	1	1.04	0.83

实施例II

改变由表1栏A描述的现有技术流程方案，使其包括参照图3描述的两级骤冷流程方案。表1栏B表示相对于实施例1的现有技术流程方案，带有中间冷却器的两级骤冷流程方案(如图3所描述)对于各个工艺交换器和含氧化合物转化装置的总能量要求的影响。尽管带有中间冷却器的两级骤冷流程方案显著降低了要处理的废水量，但需要向工艺增加4％的总能量输入。因此，产生的废水减少了90％，但把单塔改为两级骤冷区在能量上没有优点。

实施例III

再次改变栏A的现有技术流程方案，使其相应于图2公开的本发明的两级骤冷流程方案。表的栏C说明向两级骤冷流程方案中增加中间冷凝器的影响。向两级骤冷流程方案中增加中间冷凝器使产生的废水减少了90％，此外还得到一种使总能量更有效的方法。通过比较栏A的现有技术流程方案和栏C所示的根据图2的本发明流程方案，可以看到，在总相对能量输入上，使用带有中间冷凝器的两级骤冷流程比现有技术表现出出乎意料的17％的优势。该优势的一部分被认为是通过使用从第一级骤冷塔顶流回收的热来部分气化预热的进料流而得到的，其降低了在间接热交换前完全气化进料流所需要的外部热量，并提高了完全气化的进料流和反应器流出物之间间接热交换的效率。

实施例IV

在预热、气化和过热步骤中进料流中存在的水对于流程的总能量输入有着明显的影响。移除结合的水使得整个装置的能量效率显著提高。表2显示了使用基本上纯的甲醇进料(99.85％的甲醇)的本发明方法(在栏D中)和现有技术单骤冷塔流程方案(如栏A所示)之间，在相对能量输入上有50％的能量优势。为了得到该优势，中间冷凝器的尺寸比表1的栏C中中间冷凝器的容量增加两倍以上。因此，将进料流中粗甲醇中的水量限制在0.001-30重量％是有利的，这样能够实现本发明相对与现有技术的益处。

                     表2

          与现有技术相比纯的甲醇进料

热交换器	A现有技术	D2级骤冷和中间冷凝器
			工艺热交换器评价
进料预热器	1	0.83
			中间冷却器(骤冷塔塔底)	1	无
中间冷凝器	无	有
			进料过热器	1	0.07
工艺的能量输入
			进料气化器	1	0.19
进料气提塔	1	0.96
			总能量输入，g焦耳/hr	149	73.2
总相对能量输入	1	0.49

实施例V

本发明使用中间冷凝器使曳流和循环到第一级骤冷塔的提纯水去耦合。将表3表示本发明的流程方案A(B-D相应于表1和2的栏B-D)和现有技术的单级骤冷塔(A)的比较，以解释曳流。在表3中，以反应器流出物流的重量分数表示相对流量。单级骤冷塔和第一级骤冷塔中的泵唧循环为4∶1-6∶1。两级骤冷区排出的曳流为0.04-0.05。在B、C和D情况下，气提的水现在能提高到沸腾器进料水质量，这是由于在曳流中已除去了具有较高的沸点的污染物。

                      表3

                容量/流速的比较

          (以反应器流出物重量分数表示)

	A	B	C	D
					反应流出物	1	1	1	0.84
第一级的提纯的水	-	-	0.06	0.34
					骤冷塔泵唧循环	6	6	6	5
曳流	-	0.05	0.05	0.04
					到产物分离器的顶流	-	0.95	1.01	1.15
水气提塔的蒸气	0.09	0.10	0.10	0.08
					气提的水	0.60	0.54	0.54	0.47
分离器塔顶产物	0.39	0.39	0.39	0.40

Claims (10)

1.一种使用两级骤冷来从流化的放热反应区排出的反应器流出物流中回收热并除去杂质的方法，所述方法包括：

a)将含有一种含氧化合物的预热的进料流通入中间冷凝器，通过间接热交换至少部分气化预热的进料流以提供部分气化的进料流；

b)将部分气化的进料流通入进料气化器以完全气化该部分气化的进料流，从而提供气化的进料流；

c)将气化的进料流通入具有进料侧和流出物侧的进料过热器的进料侧，通过与反应器流出物流的间接热交换将气化的进料流提高至转换条件以提供过热的进料流；

d)将过热的进料流通入在转化条件下的流化的放热反应区，其中过热的进料流与颗粒的催化剂接触，至少部分转化该含氧化合物，制得含有轻烯烃、杂质、水和催化剂颗粒的反应器流出物流；

e)将反应器流出物流通入进料过热器的流出物侧以冷却反应器流出物流，从而提供去过热的蒸气流出物流；

f)将去过热的蒸气流出物流通入两级骤冷区的第一级段中并回收含有轻烯烃的塔顶流和含有杂质、催化剂颗粒和水的第一级塔底流，第一级塔底流的第一部分作为曳流从过程中排出，第一级塔底流的第二部分返回第一级段的上部，并向第一级塔底流的第二部分中加入中和流；

g)在中间冷却器中，通过与预热的进料流间接交换热冷却至少部分塔顶流或者塔底流的第二部分；

h)将塔顶流通入两级骤冷区的第二级段以分离轻烯烃和水，从而提供含有轻烯烃和提纯水流的蒸气产物流；和

i)将至少部分提纯水流返回至第一级段的上部。

2.权利要求1的方法，其中中间冷却器是中间冷凝器，其通过与预热的进料流进行间接热交换而冷却部分塔顶流，提纯水流的第二部分在产物热交换器中冷却以提供冷却的提纯水流并将冷却的提纯水流返回到第二级段的上部。

3.权利要求1的方法，其中中间冷却器通过与预热的进料流进行间接热交换而冷却部分塔底流。

4.权利要求1-3中任意一项的方法，其中将部分提纯水流通入水气提塔以提供水气提塔顶流并提供高纯度水流，并且通过与高度提纯水流进行间接热交换用进料预热器预热进料流，从而得到预热的进料流。

5.权利要求1-4中任意一项的方法，其中所述含氧化合物含有甲醇、高级醇、醚、醛、酮及其混合物，并且轻烯烃含有乙烯、丙烯、丁烯及其混合物。

6.权利要求1-5中任意一项的方法，其中所述提纯水流含有小于10,000重量ppm的含氧化合物，所述高纯度水流含有小于500ppm的含氧化合物。

7.权利要求1-6中任意一项的方法，其中所述曳流含有小于15重量％的包含曳流和高纯度水流的总回收水流。

8.权利要求1-7中任意一项的方法，其中所述杂质包括醚、醇、醛、有机酸及其混合物。

9.权利要求1-8中任意一项的方法，其中进料流含有最多30体积％的水。

10.权利要求1-9中任意一项的方法，包括将蒸气产物流通入包括带有再沸器的丙烷-丙烯分离区的精馏区以提供丙烯产物流，其中再沸器包括至少一部分通过与部分提纯水流的间接交换而被加热的产物热交换器。

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