甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝的製作方法

2023-05-28 22:34:51

專利名稱：甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝的製作方法
技術領域：
本發明屬於石油化工領域，涉及一種甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝。具體地，本發明涉及從包括氫氣、氧氣、氮氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、環丙烷、丙炔和丙二烯中的一種或多種的混合物料中回收乙烯、丙烯的工藝。
背景技術：
烯烴，特別是低碳烯烴(輕質烯烴)如乙烯和丙烯，是作為製備高級烯烴、聚乙烯和聚丙烯等原料所需要的。採用石腦油為原料經水蒸汽裂解生產乙烯和丙烯的管式爐裂解裝置是目前最主要的乙烯和丙烯工業生產裝置。烴類裂解製取的裂解氣是含有氫、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、混合碳四碳五、裂解汽油等的混合物。這種混合物的分離方法通常有順序分離流程、前脫乙烷流程、前脫丙烷流程、低投資分離流程、漸進分離流程和油吸收分離流程等六種。 然而，含氧化合物正在成為製備低碳烯烴的石油原料的替代物。特別有前途的氧化原料是醇類如甲醇和乙醇、二甲醚、甲基乙基醚、二乙醚、碳酸二甲酯和甲酸甲酯。這些含氧化合物許多可由多種原料來生產，所述原料包括由天然氣得到的合成氣、石油液體、含碳材料(包括煤)、再生塑料、城市垃圾或任何合適的有機材料。由於有廣泛的來源，因此，作為用於低碳烯烴生產的經濟的非石油源，醇、醇衍生物以及其它含氧化合物是有前途的。一種生產烯烴的方法是利用矽鋁磷酸鹽(SAPO)分子篩催化劑的甲醇的催化轉化。例如，US4, 499，327公開了利用各種SAPO分子篩催化劑的任何一種，由甲醇轉化製取低碳烯烴(MTO)氣體的方法。該方法是在300°C和500°C之間的溫度，在此期間O. I大氣壓到100大氣壓之間的壓力，和在O. I和AOhr1之間的重時空速(WHSV)下進行。該方法對於製造乙烯和丙烯是高度選擇性的。US6, 121，504公開了一種利用分子篩催化劑由含氧化合物原料製備烯烴產品的方法。通過與驟冷介質接觸從烯烴產品中除去水和其它不想要的副產物。與驟冷介質接觸後，得到包含所要烯烴但也包括二甲醚、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、乙烷、丙烷和其它微量組分如水和未反應含氧化合物原料的輕質產物餾分。MTO氣體組成與石腦油裂解氣有很大的不同，最大的差別在於MTO氣體中丙烯和丙烷含量明顯高於石腦油裂解氣中丙烯和丙烷含量。MTO氣體中因催化劑再生而帶入的含有氧氣的煙氣雜質含量也高於石腦油裂解氣。MTO氣體中還含有甲醇和二甲醚等含氧有機化合物。對於含氧化合物原料製備烯烴產品的方法，例如MTO工藝，特別不理想的副產物之一是二甲醚。迄今一直未令人滿意地解決從烯烴產品物流中除去二甲醚的問題。已經考慮了推測能從所述產品物流中除去二甲醚的專用吸收劑。但很難找到適用於此的吸收劑或吸附劑。通常需要降低或除去烯烴物流中不想要的烴類副產物存在量以進一步加工所述烯烴，特別是乙烯和丙烯。這是因為衍生物生產過程可能使用對於某些烴的存在相當敏感的催化劑。例如二甲醚可使許多常規的聚乙烯和聚丙烯形成催化劑中毒，這就意味著如果要對精餾分離烴類系統得到的乙烯和丙烯物流進行進一步的催化處理，必須保證乙烯和丙烯物流幾乎不含二甲醚。因而非常希望找到從烯烴物流中除去二甲醚的其它方法。CN1833017A公開了用於從包含乙烷、乙烯、丙烯、二甲醚以及丙烷、乙炔、丙二烯、甲烷、氫氣、一氧化碳、二氧化碳和C4+組分中的一種或多種的初始流出料流中分離聚合級乙烯和丙烯的新型高度有效的分離方法和系統。圖I顯示了該方法的一個實施方案，將含有乙烷、乙烯、二甲醚、丙烷和丙烯的初始流出料流200引入到第一分離裝置201，其優選是適於從初始流出料流200中除去大多數的非二甲醚含氧化合物的洗滌塔。在第一分離裝置201中，初始流出料流200在有效除去一些含氧化合物的條件下接觸含氧化合物去除介質202，優選甲醇。這意味著，乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和至少一些二甲醚可在第一塔頂料流203中回收，其中大部分含氧化合物去除介質202、非二甲醚含氧化合物和至少一些二甲醚可在第一塔底料流204中回收。第一塔頂料流203還可能含有少量的殘留含氧化合物去除介質。第一分離裝置201任選包含回流管道和/或再沸器管道和相應的換 熱器(未示出)，以有利於這些組分的分離。第一塔頂料流203然後被引入到第二分離裝置210，其優選是適於從第一分離裝置201中分離經由第一塔頂料流203攜帶的任何殘留含氧化合物去除介質202的水洗塔。具體地說，在第二分離裝置210中，第一塔頂料流203在有效從中去除至少大多數的殘留含氧化合物去除介質的條件下接觸水209。因此，來自第一塔頂料流203的乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和二甲醚可在第二塔頂料流211中回收，其中大部分的殘留含氧化合物去除介質202和水209可在第二塔底料流218中回收。第二分離裝置210任選包括回流管道和/或再沸器管道和相應的換熱器(未示出)，以促進這些組分的分離。任選地，將第二塔頂料流211引入到用於除去二氧化碳的苛性鹼洗滌裝置(未示出)和/或乾燥裝置(未示出)。回到圖1，第二塔頂料流211優選被引入到脫甲烷進料設備組212。脫甲烷進料設備組212是優選由系列冷卻器和冷卻第二塔頂料流211並形成多個冷卻料流214A-C的分離鼓(未示出)形成的「冷箱」。冷卻料流214A-C可以是液體和/或蒸氣形式。冷卻料流214A-C被引入到第三分離裝置215，用於進一步加工。第三分離裝置215優選是適於分離輕餾分如甲烷、氫和/或一氧化碳與乙烷、乙烯、丙烷、二甲醚和丙烯的精餾塔。具體地說，第三分離裝置215將冷卻的料流214A-C總共分離為第三塔頂料流216和第三塔底料流217，前者含有大多數的存在於冷卻料流214A-C中的輕餾分，而後者優選含有大多數的存在於冷卻料流214A-C中的乙烷、乙烯、丙烷、二甲醚和丙烯。第三分離裝置215任選包括回流管道和/或再沸器管道和相應的換熱器(未示出)，以有利於輕餾分與乙烷、乙烯、丙烷、二甲醚和丙烯的分離。在一個實施方案中，第三塔頂料流216被引入到脫甲烷進料設備組212，以便用作冷卻介質。第三塔底料流217優選被引入到第四分離裝置206。第四分離裝置206優選是適於將C3+組分與C2_組分分離的蒸餾塔。具體地說，第四分離裝置206將第三塔底料流217分離為第四塔頂料流207 (其中含有大多數的存在於第三塔底料流217中的乙烷和乙烯)，與第四塔底料流208 (其優選含有大多數的存在於第三塔底料流217中的丙烷、二甲醚和丙烯)。第四分離裝置206任選包括回流管道和/或再沸器管道和相應的換熱器(未示出)，以促進C2_組分與C3+組分的分離。將第四塔頂料流207引入到第五分離裝置224，用於進一步加工。第五分離裝置224優選是適於分離乙烯與乙烷的蒸餾塔。具體地說，第五分離裝置224將第四塔頂料流207分離為第五塔頂料流225和第五塔底料流226，前者含有大多數的存在於第四塔頂料流207中的乙烯，而後者優選含有大多數的存在於第四塔頂料流207中的乙烷。第五分離裝置224任選包括回流管道和/或再沸器管道和相應的換熱器(未示出)，以有利於乙烯與乙烷的分離。第五塔頂料流225含有相當純的乙烯，其可以被引入到聚合裝置(未示出)，用於聚合。第五塔底料流226優選被引入到脫甲烷進料設備組212，用作冷卻介質。任選地，第五塔底料流226與來自於第三塔頂料流216的冷卻介質結合，如由脫甲烷進料設備組212中的虛線所示。另外，富含乙烷的第五塔底料流226的一部分能夠用於第三分離裝置215的回流管道。優選地，將乙烷過冷，再送入到第三分離裝置215。通過添加乙烷作為回流液，乙烷變成吸附劑，優先將乙烯運送到第五分離裝置的底部，從而改進甲烷和乙烯的分離。在脫甲烷進料設備組212中冷卻來自第二塔頂料流211的蒸氣之後，冷卻介質通過尾氣管道213從脫甲烷進料設備組212排出。如果初始流出料流缺乏C4+組分，那麼取決於初始流出料流中的丙烷和二甲醚的量，第四塔底料流208可以含有主要的丙烯和少量的二甲醚和丙烷，並且適合於聚合裝置。 如果需要極高質量的丙烯，那麼將第四塔底料流208任選引入到第六分離裝置236中。第六分離裝置236優選是適於分離丙烯與丙烷和二甲醚的蒸餾塔。第六分離裝置236因此可以作為C3分流器操作。具體地說，第六分離裝置236將第四塔底料流208分離為第六塔頂料流237和第六塔底料流238，前者含有大多數的存在於第四塔底料流208中的丙烯，而後者優選含有大多數的存在於第四塔底料流208中的丙烷、二甲醚和任選的任何殘留C4+組分。第六分離裝置236任選包括回流管道和/或再沸器管道和相應的換熱器(未示出)，以有利於丙烯與丙烷的分離。第六塔頂料流237含有極高質量的丙烯，其適合於聚合。第六塔底料流238優選作為燃料燃燒。如果初始流出料流含有任何可測定量的C4+組分，那麼根據本發明的工藝流程方案優選包括脫丙烷塔(未示出)。脫丙烷塔適用於分離C4+組分與C3-組分，例如輕餾分，乙烯，乙烷，丙烯，丙烷和二甲醚。脫丙烷塔的布置可以變化很大。在圖I所示的實施方案中，脫丙烷塔任選接收和去除至少大部分的來自於下列料流的一個或多個中的C4+組分初始流出料流200，第二塔頂料流211，第三塔底料流217，第四塔底料流208或第六塔底料流238。如果初始流出料流200含有乙炔，甲基乙炔，丙二烯或其它多不飽和組分，那麼本發明的系統優選包括氫化轉化器，例如乙炔或MAPD (丙炔和丙二烯)轉化器(未示出)。如果引入到本發明中，那麼氫化轉化器優選接收和加工一個或多個下列物流第二塔頂料流211，第三塔底料流217，第四塔頂料流207和/或第四塔底料流208。在氫化轉化器中，乙炔在有效將至少一部分的乙炔轉化為乙烯的條件下接觸氫和二氧化碳。類似地，甲基乙炔和/或丙二烯有效將至少一部分的甲基乙炔和/或丙二烯轉化為丙烯的條件下接觸氫和二氧化碳。除了存在於上述料流中的乙炔、甲基乙炔和丙二烯以外的組分優選原封不動地通過氫化轉化器。所得乙炔貧乏的料流然後如以上參考圖I所述進行加工。研究發現，上述CN1833017A公開的方法的實施方案存在著下列缺點I)第二分離裝置210與脫甲烷進料設備組212之間的連接之處存在很大的缺陷，因為含有乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和二甲醚的第二塔頂料流211的兩種去向都存在問題。如果將第二塔頂料流211優選被引入到脫甲烷進料設備組212，則因第二塔頂料流211存在著水分，後續第三分離裝置、第四分離裝置上部和第五分離裝置上部卻在低溫下操作，水會與乙烷、乙烯等組分形成固體水合物而堵塞管道，後果嚴重。如果將第二塔頂料流211引入到用於除去二氧化碳的苛性鹼洗滌裝置(未示出)和/或乾燥裝置(未示出)。則從苛性鹼洗滌裝置出來的含有乙烷、乙烯、丙烷、丙烯和二甲醚的氣體料流定會夾帶有殘鹼液。殘鹼液不但會腐蝕設備，還會影響乾燥裝置中的乾燥劑的功效性和氫化轉化器(乙炔或MAro轉化器)中的催化劑的活性，嚴重時，會導致乾燥劑失效和催化劑失活。而CN1833017A公開的方法中並未考慮到殘鹼液這種物質對設備以及乾燥劑和催化劑的影響。因而也未給出除去殘鹼液的方法。2)由於二甲醚等影響操作條件的因素存在，在第三分離裝置、第五分離裝置和第六分離裝置中不能分別得到純度較高的甲烷、乙烷和丙烷等產品。而甲烷、乙烷和丙烷是重要的有機化工原料。從圖I可看出，第三分離裝置頂部富含甲烷的物流和第五分離裝置底部富含乙烷的物流合併作為尾氣來處理。第六分離裝置底部富含丙烷的物流因含有一定量的二甲醚，自然影響丙烷的純度。二甲醚因是有機含氧化合物，它和甲烷、乙烷、乙烯、丙烷及丙烯等烴類進入脫甲烷進料設備組212(優先為冷箱)內會有潛在爆炸危險的不安全因素存在。3)在脫甲烷進料設備組212中不能得到純度較高的氫氣。而純度較高的氫氣是氫化轉化器(乙炔或MAPD轉化器)必需的。若米用氫化轉化器(乙炔或MAPD轉化器)必須另找氫源。4)當甲醇和三(甘醇)用作含氧化合物去除介質202被加入到第一分離裝置201中。在第一塔底料流204中，不僅有大部分含氧化合物去除介質、非二甲醚含氧化合物和至少一些二甲醚；而且還有相當數量的被甲醇和三(甘醇)吸收的乙烯和丙烯組分。給主要產品乙烯和丙烯會帶來一定的損失。另外，還會增加甲醇和三(甘醇)回收的成本。5)實施方案未考慮到催化劑再生帶入的煙氣雜質的影響。對於甲醇轉化製取低碳烯烴氣體，催化劑再生帶入的煙氣雜質含有氧氣，若在進入鹼洗塔和冷箱之前不除去，會在鹼洗塔中誘發烴類聚合，從而導致黃油產生；會導致冷箱部位爆炸危險物的積聚，造成系統不安全因素增加。氧含量過高，還會對乙烯或丙烯聚合反應催化劑體系造成毒害，從而降低催化劑的活性和聚乙烯或聚丙烯產品的質量。6)實施方案所述分離裝置都缺乏溫度和壓力等基本操作條件。分離裝置具體是分離塔還是分離罐，方案並未敘述清楚。溫度和壓力等基本操作條件的差異對一些分離裝置來說非常重要，是流程的顯著特徵，如高壓脫甲烷塔和低壓脫甲烷塔。

發明內容
本發明是在針對CN1833017A公開的方法所存在的不能得到純度較高的氫氣、甲烷、乙烷和丙烷等產品與沒有有效去除二甲醚和煙氣雜質中的氧氣和一氧化碳等缺點，根據甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的組分和組成特點，提出了一種從低碳烯烴氣體中分離聚合級乙烯和丙烯的新型高度有效的分離工藝。此工藝不僅能得到聚合級乙烯和丙烯產品，而且還能得到純度較高的氫氣、甲烷、乙烷和丙烷等產品。 本發明提供一種甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝。具體地，本發明涉及從包括氫氣、氧氣、氮氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、環丙烷、丙炔和丙二烯中的一種或多種的混合物料中回收乙烯、丙烯的工藝，其特徵在於包括下述步驟I)甲醇轉化製取低碳烯烴氣體物流脫除所含的含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後作為低碳烯烴物流，依次進行初級脫水、換熱、脫一氧化碳、冷卻和中間脫水，然後進行脫氧處理，脫氧後的低碳烯烴物流經換熱後進行鹼洗和水洗，，鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流與乙烯精餾塔回流罐的汽相、汽液分離罐的汽相和甲烷汽提塔回流罐的汽相混合後成為烯烴混合物；2)來自步驟I)的烯烴混合物經換熱、深度脫水和冷卻後，進入第一分離罐進行分離，第一分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第二分離罐，第二分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第三分離罐，第三分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第四分離罐，第四分離 罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第五分離罐，第五分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第六分離罐，其中第一分離罐底部出來的液體和第二分離罐底部出來的液體依次進入脫甲烷塔中上部,第三分離罐底部出來的液體和第四分離罐底部出來的液體依次進入脫甲烷塔上部，且進料口沿脫甲烷塔中上部和上部從下向上順次布置，第一分離罐底部液體進料口在最下方，第五分離罐底部出來的液體或者經減壓節流、換熱、壓縮和冷卻後進入脫甲烷塔上部，或者是經減壓節流和換熱後返回壓縮機一段，第五分離罐底部液體進料口在第四分離罐底部液體進料口上方，從第六分離罐底部出來的液體為低壓甲烷產品，從第六分離罐頂部出來的氣體作為粗氫產品；3)脫甲烷塔塔頂產生的物流為甲烷氣體物流，脫甲烷塔塔底物流進入脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入脫乙烷塔回流罐，脫乙烷塔回流罐的液相作為回流返回脫乙烷塔塔頂，脫乙烷塔回流罐的氣相為含乙烯、乙烷和乙炔的氣相混合物物流，當乙炔摩爾含量小於Ippm時，經乾燥和換熱後進入乙烯精餾塔，當乙炔摩爾含量大於或等於Ippm時，經乙炔加氫反應器後再經乾燥和換熱，然後進入乙烯精餾塔，乙烯精餾塔塔底產物為乙烷液相產品，乙烯精餾塔頂部側線抽出乙烯產品物流，乙烯精餾塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入乙烯精餾塔回流罐，乙烯精餾塔回流罐的液相作為回流返回乙烯精餾塔塔頂，乙烯精餾塔回流罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合；4)脫乙烷塔塔底物流為含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物，當其丙炔摩爾含量小於5ppm和丙二烯摩爾含量小於IOppm時，經加壓、換熱、乾燥和再換熱後，進入丙烯精餾塔；當其丙炔摩爾含量大於或等於5ppm或者丙二烯摩爾含量大於或等於IOppm時，經加壓、換熱、乾燥和冷卻後，進入丙炔加氫反應器，丙炔加氫反應器底部出來的含丙烯、丙烷的混合物流經汽液分離罐進行分離，汽液分離罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合，汽液分離罐的液相經增壓後分成兩股，一股返回到丙炔加氫反應器，另一股經換熱器換熱後進入甲烷汽提塔；5)甲烷汽提塔塔底出來的物流通過加壓和換熱後進入丙烯精餾塔，甲烷汽提塔塔頂產生的氣相混合物經冷卻和冷凝後進入甲烷汽提塔回流罐，甲烷汽提塔回流罐的液相經加壓後作為回流返回甲烷汽提塔塔頂，甲烷汽提塔回流罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合；6)丙烯精餾塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入丙烯精餾塔回流罐，丙烯精餾塔回流罐的液相經加壓後作為回流返回丙烯精餾塔塔頂，丙烯精餾塔回流罐的氣相為丙烯產品物流，丙烯精餾塔塔底物流為丙烷產品物流。本發明進一步特徵在於所述烯烴混合物經換熱和深度脫水後，依次經第二冷卻器、丙烯冷卻器、脫甲烷塔塔底重沸器冷卻，經第一冷箱回收冷量後再依次經脫甲烷塔中間重沸器和第一冷箱冷卻，然後進入第一分離罐。本發明進一步特徵在於所述第一分離罐頂部出來的氣體經第二冷箱和第二乙烯冷卻器冷卻後進入第二分離罐。本發明進一步特徵在於所述第一分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器、第二冷箱和第二乙烯冷卻器冷卻後進入第二分離罐。本發明進一步特徵在於所述第二分離罐頂部出來的氣體依次經第三冷箱和第三 乙烯冷卻器冷卻後進入第三分離罐。本發明進一步特徵在於所述第二分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器、第三冷箱和第三乙烯冷卻器冷卻後進入第三分離罐。本發明進一步特徵在於所述第三分離罐頂部出來的氣體經第四冷箱冷卻後進入第四分離罐。本發明進一步特徵在於所述第三分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第四冷箱冷卻後進入第四分離罐。本發明進一步特徵在於所述第四分離罐頂部出來的氣體經第五冷箱冷卻後進入第五分離罐。本發明進一步特徵在於所述第四分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第五冷箱冷卻後進入第五分離罐。本發明進一步特徵在於所述第五分離罐頂部出來的氣體經第六冷箱冷卻後進入第六分離罐。本發明進一步特徵在於所述第五分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第六冷箱冷卻後進入第六分離罐。本發明進一步特徵在於所述第五分離罐底部出來的液體，經減壓節流後依次經第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱和第五換熱器換熱後進入低壓甲烷壓縮機，經低壓甲烷壓縮機加壓後，依次經低壓甲烷壓縮氣冷卻器、第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱和第四冷箱冷卻後進入脫甲烷塔上部。本發明進一步特徵在於所述第五分離罐底部出來的液體，經減壓節流後依次經第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱和第五換熱器換熱後返回壓縮機一段。本發明進一步特徵在於所述第六分離罐頂部出來的氣體依次經第六冷箱、第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱換熱後作為粗氫產品送至裝置外；或送至變壓吸附裝置或膜分離裝置進一步提純得到摩爾含量為99. 9%以上的高純度的氫氣。本發明進一步特徵在於所述第六分離罐底部出來的液體，經減壓節流後依次經第六冷箱、第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱換熱後作為低壓甲烷產品送至裝置外。本發明進一步特徵在於所述脫甲烷塔塔頂產生的甲烷氣體物流分為兩部分，一部分甲烷氣體物流經冷箱回收冷量後送入甲烷製冷壓縮機，然後再冷卻至-100 -140°c，降壓節流後送入脫甲烷塔回流罐，脫甲烷塔回流罐底部液相送脫甲烷塔塔頂作為回流，脫甲烷塔回流罐頂甲烷氣相和另一部分甲烷氣體物流混合後依次進入第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱回收冷量，作為甲烷氣相產品。本發明進一步特徵在於所述脫甲烷塔塔頂產生的甲烷氣體物流，全部經冷箱回收冷量後送入甲烷製冷壓縮機，然後再冷卻至-100 _140°C，降壓節流後送入脫甲烷塔回流罐，脫甲烷塔回流罐底部液相送脫甲烷塔塔頂作為回流，脫甲烷塔回流罐頂甲烷氣相依次進入第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱回收冷量，作為甲烷氣相產品。
本發明進一步特徵在於所述脫甲烷塔塔底物流分成兩路，一路為冷液體混合物，經冷進料換熱器換熱後，作為冷進料進入脫乙烷塔中上部，另一路為熱液體混合物，經熱進料換熱器換熱後，作為熱進料進入脫乙烷塔中下部。本發明進一步特徵在於所述乙炔加氫反應器底部產生的含乙烯、乙烷的氣體混合物經冷卻後再通過換熱器與乙炔加氫反應器的進料換熱後進入綠油罐，從綠油罐頂部出來的氣體混合物經乾燥和換熱後，進入乙烯精餾塔，綠油罐底部產生的綠油可作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料或送至裝置外，優先作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料。本發明進一步特徵在於所述脫乙烷塔塔底重沸器利用蒸汽或循環水加熱。本發明進一步特徵在於所述乙烯精餾塔塔底重沸器利用循環水加熱。本發明進一步特徵在於所述乙烯精餾塔塔底出乙烷含量為85摩爾％以上的乙烷液相產品，作為有機化工原料送至裝置外。本發明進一步特徵在於所述丙烯精餾塔塔底重沸器利用蒸汽或循環水加熱。本發明進一步特徵在於所述丙烯精餾塔塔底出丙烷含量為90摩爾％以上的丙烷液相產品，作為有機化工原料送至裝置外。本發明進一步特徵在於所述第一分離罐操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為
O.I 2. OMPa ;操作溫度為-100 30°C，最好為-80 10°C。本發明進一步特徵在於所述第二分離罐操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為
O.I 2. OMPa ;操作溫度為-130 (TC，最好為-110 -20°C。本發明進一步特徵在於所述第三分離罐操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為2. O 4. OMPa ;操作溫度為-170 -30°C，最好為-160 -60°C。本發明進一步特徵在於所述第四分離罐操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為2. O 4. OMPa ;操作溫度為-180 -40°C，最好為-170 -70°C。本發明進一步特徵在於所述第五分離罐操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為2. O 4. OMPa ;操作溫度為-190 -50°C，最好為-180 -80°C。本發明進一步特徵在於所述第六分離罐操作壓力為0. 01 4. OMPa，最好為2. O 4. OMPa ;操作溫度為-200 _60°C，最好為-190 _90°C。本發明進一步技術特徵在於所述低碳烯烴物流脫一氧化碳採用脫一氧化碳銅系催化劑，如C18催化劑。本發明進一步技術特徵在於所述低碳烯烴物流脫氧處理採用鎳系脫氧催化劑或錳系脫氧催化劑。優先使用錳系脫氧催化劑。本發明進一步技術特徵在於所述低碳烯烴物流的脫水或乾燥均採用3A分子篩。本發明進一步特徵在於所述低碳烯烴物流的鹼洗和水洗在鹼洗塔內進行，鹼洗塔下部為鹼洗段進行鹼洗，上部為水洗段進行水洗，水洗段上部進水。本發明進一步特徵在於所述鹼洗塔鹼洗段上部進鹼液，鹼液是濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鈉水溶液或濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鉀水溶液。本發明進一步特徵在於所述脫甲烷塔塔頂操作壓力為O. 01 4. OMPa，最好為
0.2 O. 7MPa ;脫甲烷塔塔底溫度為_80°C 30 V，最好為-70 10°C;脫甲烷塔回流罐操作溫度為-160 _80°C，最好為-150 -90°C ;摩爾回流比為O. 01 40。
本發明進一步特徵在於所述脫甲烷塔具有30 60塊理論板，脫甲烷塔第一進料口開在第I 5塊理論板處；第二進料口開在第6 9塊理論板處；第三進料口開在第10 14塊理論板處；第四進料口開在第15 20塊理論板處；第五進料口開在第21 26塊理論板處，進料口和理論板數均沿脫甲烷塔從上至下數。本發明進一步特徵在於所述脫乙烷塔塔頂操作壓力為I. 5 3. OMPa，最好為
1.7 2. 5MPa ;脫乙烷塔塔底溫度為0°C 100°C，最好為20 80°C;脫乙烷塔回流罐操作溫度為-60 0°C，最好為-40 -10°C ;摩爾回流比為O. I 40。本發明進一步特徵在於所述脫乙烷塔分為兩段，塔頂到熱進料入口為精餾段，熱進料入口到塔底為提餾段，脫乙烷塔具有20 50塊理論板，冷進料入口開在第3 20塊理論板處，熱進料入口開在第16 30塊理論板處，冷進料入口位於熱進料入口上部，理論板數從塔頂向塔底數。本發明進一步特徵在於所述乙烯精餾塔塔頂操作壓力為O. 01 I. OMPa，最好為
I.I I. 8MPa ;乙烯精餾塔塔底溫度為-50°c 50°C，最好為-20 30°C;乙烯精餾塔回流罐操作溫度為-60 -10°C，最好為-50 -20°C ;摩爾回流比為O. I 500。
本發明進一步特徵在於所述乙烯精餾塔分為兩段，塔頂到進料入口為精餾段，進料入口到塔底為提餾段，乙烯精餾塔具有70 100塊理論板，其進料口開在第50 70塊理論板處；側線抽出口開在第2 15塊理論板處，理論板數從塔頂向塔底數。本發明進一步特徵在於所述丙烯精餾塔塔頂操作壓力為O. 01 2. OMPa，最好為
I.O I. 7MPa ;丙烯精餾塔塔底溫度為10°C 100°C，最好為30 70°C ;丙烯精餾塔回流罐操作溫度為10 80 V，最好為20 70°C。摩爾回流比為O. I 40。本發明進一步特徵在於所述丙烯精餾塔分為兩段，塔頂到進料入口為精餾段，進料入口到塔底為提餾段，丙烯精餾塔具有110 140塊理論板，其進料口開在第60 90塊理論板處，理論板數從塔頂向塔底數。本發明所述低碳烯烴物流可由任何常規來源提供。此低碳烯烴物流包括例如石油物流裂化或含氧化合物催化反應形成低碳烯烴。在含氧化合物至烯烴的過程中，將含氧化合物原料流(典型的為甲醇或甲醇摻混物)轉化為低碳烯烴物流。本發明所述低碳烯烴物流包含大量的乙烯和丙烯以及大量的水，低碳烯烴物流還包含有甲烷、乙烷、乙炔、丙烷、丙炔、混合碳四、混合碳五、混合碳六等烴類物質以及氫氣、一氧化碳、二氧化碳、氮氣、氧氣等。所述水是甲醇催化轉化為低碳烯烴中的普通副產物。另外，低碳烯烴物流還包含有二甲醚在內的不同量的各種含氧化合物副產物，其是由於不完全的轉化率或不合需要的副反應所造成的。所述含氧化合物(低碳烯烴物流中的各種含氧化合物)包含至少一種有機化合物，後者包含至少一個氧原子，如脂族醇、醚、羰基化合物(醛、酮、羧酸、碳酸鹽、酯等等)。當含氧化合物是醇時，所述醇包括具有I 10個碳原子、更優選I 4個碳原子的脂族部分。代表性的醇包括但不局限於低級直鏈和支鏈的脂族醇及其不飽和的對應部分。合適的含氧化合物的例子包括但是不局限於甲醇、乙醇、正丙醇、異丙醇、C4 C20醇、甲基乙基醚、二甲醚、二乙醚、二異丙醚、甲酸甲酯、乙酸乙酯、甲醛、乙醛、丙醛、丁醛、丙酮、甲乙酮、戊酮、己酮、乙酸、丙酸、丁酸及其混合物。優選的含氧化合物是甲醇、二甲醚、乙醇、異丙醇、丙醛、乙酸、丙酮、甲乙酮、戊酮、己酮或其混合物。本發明所述低碳烯烴物流可以直接是含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的低碳烯烴物流，此時低碳烯烴物流含水量高，水重量含量大於50%，但一般小於60%。本發明低碳烯烴物流也可以是含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的低碳烯烴物流通過與驟冷介質接觸從低碳烯烴產品中除去了大部分水和其它不想要的含氧化合物副產物後的低碳烯烴物流。此時低碳烯烴物流中水重量含量小於50%。
本發明所述脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流可以直接是含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的低碳烯烴物流通過專利申請號200910065721. X所述的方法或其它方法脫除包括甲醇和二甲醚在內的含氧化合物、水和(；及(；以上的烴類後的低碳烯烴物流；也可以是含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的烯烴物流通過與驟冷介質接觸已從低碳烯烴產品中除去了大部分水和其它不想要的含氧化合物副產物後的低碳烯烴物流，再通過專利申請號200910065721. X所述的方法或其它方法脫除包括甲醇和二甲醚在內的含氧化合物、水和(；及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流。從低碳烯烴物流中脫除包括甲醇和二甲醚在內的含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類的方法，本領域技術人員可根據具體情況進行選擇，可採用專利申請號200910065721. X所述的方法；也可採用其它的方法。本發明所述的一種甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝。特別適用於從包括氫氣、氧氣、氮氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、環丙烷、丙炔和丙二烯中的一種或多種的混合物料(即含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的已除去含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流)中回收乙烯、丙烯。其與現有技術相比具有如下有益效果I)本發明所述工藝能夠得到聚合級的乙烯產品和聚合級的丙烯產品。2)本發明所述工藝在取得聚合級的乙烯和丙烯的同時，還能夠得到摩爾含量為90%以上的甲烷，得到摩爾含量為85%以上的乙烷，得到摩爾含量為90%以上的丙烷。純度較高的甲烷、乙烷和丙烷都是重要的有機化工原料，避免了這些物質作為廉價燃料使用。得到摩爾含量為90%以上的氫氣，此氫氣可作氨合成用氫氣原料，也可通過變壓吸附裝置或膜分離裝置得到摩爾含量為99. 9%以上的高純度的氫氣。3)本發明所述工藝考慮到了再生煙氣漏入低碳烯烴物流中這一重要因素，方案中加入脫氧設備，避免氧氣和烴類易燃物質在低溫和有一定壓力的冷箱中過於聚集而引起爆炸。4)本發明所述工藝考慮到了 MTO氣體中一氧化碳含量高於石腦油裂解氣這一重要因素，在進入冷箱之前加入脫一氧化碳設備，減少了用於冷卻一氧化碳所需的冷劑量。5)本發明所述工藝巧妙地與現有脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類的方法結合，脫乙烷塔塔底物流加氫脫除丙炔和丙二烯後，直接進入丙烯精餾塔。省去了脫丙烷塔，減少了設備成本和操作成本。6)本發明所述工藝脫甲烷塔的操作壓力低。與高壓脫甲烷塔相比，可以提高甲烷和乙烯的相對揮發度，從而降低回流比。這樣既可以降低能耗，又可以降低甲烷中的乙烯含量，提高乙烯回收率。因低壓脫甲烷塔全塔操作溫度很低；為回收其低溫冷量，將其再沸器和中間再沸器均用於預冷脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流。7)與常見石腦油裂解氣壓縮及深冷分離方法相比，本發明所述工藝較大地減少了壓縮機四段和五段進料負荷，較大地增加了氫氣回收率。防止氫氣較多地進入脫甲烷塔頂甲烷氣中，從而降低了脫甲烷塔頂甲烷氣中乙烯的含量，避免了乙烯損失。由於含有少量乙烯的第五分離罐底部液體作為脫甲烷塔進料而不是作為低壓甲烷尾氣排出裝置外，也避免了乙烯損失。 8)本發明所述工藝與CN1833017A公開的方法相比，因前者脫除含氧化合物、水和(；及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流不含二甲醚，避免了二甲醚在中壓下會形成易燃易爆的過氧化物，從而消除了其對裝置帶來不可預測的隱患。減少了系統不安全因素。9)與CN1833017A公開的方法相比，本發明所述工藝由於在冷箱中不存在C4及C4以上的烴類，不會發生由重組分引起的冷箱堵塞問題；也減少了進入冷區的組分，使脫甲烷塔更穩定。因氫化轉化器中不存在C4及C4以上的烴類，避免了氫化轉化器中催化劑生焦，研究表明，(；及(；以上的烴類，特別是丁二烯等不飽和烴類會引起催化劑生焦從而失活。另夕卜，本發明所述方法中脫甲烷塔及後續的脫乙烷塔和丙烯精餾塔都不存在C4及C4以上的烴類，減少了能源消耗。10)本發明所述工藝流程合理，流程中各分離塔根據汽液平衡常數的大小進行排列，把輕組分逐個脫除，節約公用工程費用。11)本發明所述工藝中鹼洗採用的鹼液是濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鈉水溶液或濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鉀水溶液,而不是純氫氧化鈉或純氫氧化鉀。能起到水洗一部分煙氣和鹼洗二氧化碳的雙重作用。避免了因鹼液濃度高而堵塞設備物流通道。12)本發明所述工藝可用於含氧化合物轉化為烯烴反應體系產生的已除去含氧化合物、水和(；及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流；也可用於其它裝置產生的含有氫氣、氧氣、氮氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、環丙烷、丙炔和丙二烯中的一種或多種的混合物料的輕烴物流。13)本發明所述工藝在脫甲烷塔中不添加任何吸收劑或吸附劑來脫除已除去含氧化合物、水和(；及(；以上的烴類後的低碳烯烴物流中任何雜質，避免了脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流中重要產品組分乙烯和丙烯因添加吸收劑或吸附劑而造成的損失。因此，採用本發明所述方法，脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流中重要產品組分乙烯和丙烯損失極小。下面通過附圖和具體實施方式
來詳細說明本發明，但並不限制本發明的範圍。附圖及


圖I是公開號為CN1833017A的專利申請中的圖。圖2和圖3為本發明技術方案的一種簡單流程圖。
圖2和圖3中所示附圖標記為I-低碳烯烴物流管線，2-第一乾燥器，3-第一換熱器，4-脫一氧化碳罐，5-第一冷卻器，6-第二乾燥器，7-脫氧罐，8-第二換熱器，9-鹼洗塔，10-鹼液，11-精製水，12-殘鹼液，13-第三換熱器，14-第三乾燥器，15-第二冷卻器，16-丙烯冷卻器，17-脫甲烷塔塔底重沸器，18-第一冷箱，19-脫甲烷塔中間重沸器，20-第一分離罐，21-脫甲烷塔，22-第二冷箱，23-第一乙烯冷卻器，24-第二分離罐，25-第四換熱器，26-壓縮機四段和五段，27-五段壓縮氣冷卻器，28-第三冷箱，29-第二乙烯冷卻器，30-第三分離罐，31-第四冷箱，32-第四分離罐，33-第五冷箱，34-第五分離罐，35-第一閥門，36-第六冷箱，37-第六分離罐，38-第二閥門，39-低壓甲烷產品，40-粗氫產品，41-第五換熱器，42-低壓甲烷壓縮機，43-低壓甲烷壓縮氣冷卻器，44-冷箱，45-甲烷製冷壓縮機，46-段間冷卻器，47-後冷器，48-冷卻器，49-脫甲烷塔回流罐，50-甲烷氣相產品，51-脫甲烷塔塔底物流管線，52-脫甲烷塔塔底物流泵，53-冷進料換熱器，54-脫乙烷塔，55-熱進料換熱器，56-脫乙烷塔塔底重沸器，57-脫乙烷塔冷凝器，58-脫乙烷塔回流罐，59-脫乙烷塔回流泵，60-乙炔加氫反應器補充氫，61-反應產物換熱器,62-蒸汽加熱器,63-乙炔加氫反應器,64-水冷器,65-綠油罐，66-綠油，67-乾燥器，68-乙烯精餾塔進料換熱器，69-乙烯精餾塔，70-乙烯精餾塔塔底重沸器，71-乙烷液相產品，72-乙烯精餾塔冷凝器，73-乙烯精餾塔回流罐，74-乙烯精餾塔回流泵，75-乙烯精餾塔回流罐頂不凝氣，76-乙烯液相產品，77-脫乙烷塔塔底物流泵，78-碳三物料換熱器，79-碳三物料乾燥器，80-碳三物料冷卻器，81-丙炔加氫反應器補充氫,82-丙炔加氫反應器,83-反應產物水冷器,84-汽液分離罐,85-剩餘氫氣,86-增壓泵，87-甲烷汽提塔進料換熱器，88-甲烷汽提塔，89-甲烷汽提塔塔底重沸器，90-甲烷汽提塔冷凝器，91-甲烷汽提塔回流罐，92-甲烷汽提塔回流泵，93-含甲烷和氫的不凝氣，94-甲烷汽提塔塔底物流泵，95-丙烯精餾塔進料換熱器，96-丙烯精餾塔，97-丙烷液相產品，98-丙烯精餾塔冷凝器，99-丙烯精餾塔回流罐，100-丙烯精餾塔回流泵，101-丙烯氣相產品，102-丙烯精餾塔塔底重沸器。
具體實施例方式如圖2所示，在圖2中，壓縮機四段和五段26設置在第二分離罐24和第三分離罐30之間。壓縮機四段和五段26也可設置在第一分離罐20和第二分離罐24之間，或設置在第三分離罐30和第四分離罐32之間，或設置在第四分離罐32和第五分離罐34之間，或設置在第五分離罐34和第六分離罐37之間。除包括乙烯和丙烯外，還包括氫氣、氧氣、氮氣、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙炔、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯中一種或多種的混合物料作為甲醇轉化製取低碳烯烴氣體脫除含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後的低碳烯烴物流通過低碳烯烴物流管線I經過第一乾燥器2 (內裝3A分子篩)進行初級脫水(注:水為低碳烯烴物流夾帶的微量水)，經第一換熱器3換熱後進入脫一氧化碳罐4 (內裝脫一氧化碳銅系催化劑，如C18催化劑)脫去部分一氧化碳，經第一冷卻器5冷卻後的低碳烯烴物流進入第二乾燥器6 (內裝3A分子篩)進行中間脫水，然後進入脫氧罐7上部(內裝鎳系脫氧催化劑或錳系脫氧催化劑。優先使用錳系脫氧催化劑)脫除MTO裝置催化劑再生時帶入煙氣中的氧氣(要求氧含量不大於I μ g/g)，從脫氧罐7下部出來的低碳烯烴物流經第二換熱器8換熱後，經過鹼洗塔9下部鹼洗段脫二氧化碳和鹼洗塔9上部水洗段脫除殘鹼液。鹼洗塔9鹼洗段上部進鹼液10 ;水洗段上部進精製水11。鹼洗塔9底部出殘鹼液12。從鹼洗塔9頂部出來的脫除二氧化碳和殘鹼液後的低碳烯烴物流與乙烯精餾塔回流罐73的汽相(即乙烯精餾塔回流罐頂不凝氣75)、汽液分離罐84的汽相(即剩餘氫氣85)和甲烷汽提塔回流罐91的汽相(即含甲烷和氫的不凝氣93)混合後進入第三換熱器13。換熱後從上部進入第三乾燥器14(內裝3A分子篩，控制水含量小於I μ g/g)進行深度脫水。從第三乾燥器14底部出來的低碳烯烴物流進入第二冷卻器15冷卻。然後依次經丙烯冷卻器16、脫甲烷塔塔底重沸器17冷卻，經第一冷箱18回收冷量後再依次經脫甲烷塔中間重沸器19、第一冷箱18冷卻，然後進入第一分離罐20。從第一分離罐20底部出來的液體進入脫甲烷塔21中上部，此脫甲烷塔進料口為第五進料口(依脫甲烷塔21從上至下順序數，下同)。從第一分離罐20頂部出來的氣體經第二冷箱22和第一乙烯冷卻器23冷卻後進入第二分離罐24。從第二分離罐24底部出來的液體進入脫甲烷塔21中上部，此脫甲烷塔進料口為第四進料口，位於第五進料口上方。從第二分離罐24頂 部出來的氣體經第四換熱器25換熱後進入壓縮機四段和五段26加壓，從壓縮機五段26出口來的氣體依次經五段壓縮氣冷卻器27、第三冷箱28和第二乙烯冷卻器29冷卻後進入第三分離罐30。從第三分離罐30底部出來的液體進入脫甲烷塔21上部，此脫甲烷塔進料口為第三進料口，位於第四進料口上方。從第三分離罐30頂部出來的氣體經第四冷箱31冷卻後進入第四分離罐32。從第四分離罐32底部出來的液體進入脫甲烷塔21上部，此脫甲烷塔進料口為第二進料口，位於第三進料口上方。從第四分離罐32頂部出來的氣體經第五冷箱33冷卻後進入第五分離罐34。從第五分離罐34底部出來的液體經第一閥門35減壓節流後依次經第五冷箱33、第四冷箱31、第三冷箱28、第二冷箱22和第一冷箱18換熱後再經第五換熱器41換熱後進入低壓甲烷壓縮機42。經低壓甲烷壓縮機42加壓後依次經低壓甲烷壓縮氣冷卻器43、第一冷箱18、第二冷箱22、第三冷箱28和第四冷箱31冷卻後進入脫甲烷塔21上部，此脫甲烷塔進料口為第一進料口，位於第二進料口上方。從第五分離罐34頂部出來的氣體經第六冷箱36冷卻後進入第六分離罐37。從第六分離罐37底部出來的液體經第二閥門38減壓節流後依次經第六冷箱36、第五冷箱33、第四冷箱31、第三冷箱28、第二冷箱22和第一冷箱18換熱後作為低壓甲烷產品39送至裝置外。從第六分離罐37頂部出來的含少量氮氣和氫氣含量為90摩爾％以上的氣體依次經第六冷箱36、第五冷箱33、第四冷箱31、第三冷箱28、第二冷箱22和第一冷箱18換熱後作為粗氫產品40送至裝置外；也可送至變壓吸附裝置或膜分離裝置進一步提純得到摩爾含量為99. 9%以上的高純度的氫氣。脫甲烷塔21塔頂產生的甲烷氣體分成兩部分，一部分甲烷氣體經冷箱44回收冷量冷卻甲烷製冷壓縮機45出口甲烷後，送入甲烷製冷壓縮機45。甲烷製冷壓縮機45段間冷卻器46用水冷卻。甲烷製冷壓縮機45出口氣體經後冷器47用水冷卻，並經冷箱44、冷卻器(用-101 °C乙烯冷劑)48冷卻至-100 _140°C，再降壓節流後送入脫甲烷塔回流罐49。脫甲烷塔回流罐49底部液相送脫甲烷塔21塔頂作為回流。脫甲烷塔回流罐頂甲烷氣相與脫甲烷塔塔頂另一部分甲烷氣體混合後依次進入第四冷箱31、第三冷箱28、第二冷箱22和第一冷箱18回收冷量。回收冷量後的甲烷含量為90摩爾％以上的甲烷氣相產品50作為有機化工原料或燃料氣送出裝置。脫甲烷塔塔底產生的含乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、環丙烷、丙烯、丙炔和丙二烯的液體混合物通過脫甲烷塔塔底物流管線51進入圖3所示的流程。如圖3所示，脫甲烷塔塔底產生的含乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、環丙烷、丙烯、丙炔和丙二烯的液體混合物通過脫甲烷塔塔底物流管線51經脫甲烷塔塔底物流泵52加壓後分成兩路進入脫乙烷塔54。其中一路為冷液體混合物，經冷進料換熱器53換熱後，作為冷進料進入脫乙烷塔54中上部；另一路為熱液體混合物，經熱進料換熱器55換熱後，作為熱進料進入脫乙烷塔54中下部。脫乙烷塔塔底重沸器56利用低壓蒸汽或循環水加熱。脫乙烷塔54塔頂產生的含乙烯、乙烷和乙炔的氣體混合物，經脫乙烷塔冷凝器57冷卻和冷凝後進入脫乙烷塔回流罐58，脫乙烷塔回流罐58的液相作為回流經脫乙烷塔回流泵59加壓後返回脫乙烷塔54塔頂，脫乙烷塔回流罐58的氣相為含乙烯、乙烷及乙 炔的氣相混合物物流。若含乙烯、乙烷及乙炔的氣相混合物物流中乙炔摩爾含量小於Ippm時，則含乙烯、乙烷及乙炔的氣相混合物物流經過乾燥器67 (內裝3A分子篩)乾燥後直接進入乙烯精餾塔進料換熱器68，經換熱後進入乙烯精餾塔69 ;若含乙烯、乙烷及乙炔的氣相混合物產物中乙炔摩爾含量大於或等於Ippm時，則含乙烯、乙烷及乙炔的氣相混合物物流作為乙炔加氫反應器63的原料，首先配入乙炔加氫反應器補充氫60，兩者混合後通過反應產物換熱器61與乙炔加氫反應器產物換熱，經過蒸汽加熱器62加熱後進入乙炔加氫反應器63 (內裝BC-H-20系列催化劑，如BC-H-20A催化劑、BC-H-20A1催化劑和BC-H-20B催化劑等，優先使用BC-H-20B催化劑)上部。乙炔加氫反應器63底部產生的含乙烯、乙烷的氣體混合物經水冷器64冷卻後再通過反應產物換熱器61與乙炔加氫反應器的進料換熱後進入綠油罐65。從綠油罐65頂部出來的氣體混合物再進入乾燥器67 (內裝3A分子篩)上部。從乾燥器67底部出來的氣體混合物通過乙烯精餾塔進料換熱器68換熱後，進入乙烯精餾塔69。綠油罐65底部產生的綠油66可作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料或送至裝置外，優先作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料。乙烯精餾塔塔底重沸器70利用循環水加熱。乙烯精餾塔69塔底出乙烷含量為85摩爾％以上的乙烷液相產品71，作為有機化工原料送至裝置外。乙烯精餾塔69塔頂產生的含乙烯、乙烷、甲烷和氫氣的氣體混合物，經乙烯精餾塔冷凝器72冷卻和冷凝後進入乙烯精餾塔回流罐73，乙烯精餾塔回流罐73的液相經乙烯精餾塔回流泵74加壓後作為回流返回乙烯精餾塔69塔頂，乙烯精餾塔回流罐73的汽相為乙烯精餾塔回流罐頂不凝氣75(含氫氣和甲烷的不凝氣)返回第三換熱器13的入口與從鹼洗塔9頂部出來的脫除二氧化碳和殘鹼液後的低碳烯烴物流混合。乙烯精餾塔頂部側線採出的乙烯含量為99. 95摩爾％以上的乙烯液相產品76，送至裝置外或優先作為聚乙烯裝置的原料進入聚乙烯裝置。脫乙烷塔54塔底出含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物，若其丙炔摩爾含量小於5ppm和丙二烯摩爾含量小於IOppm時，則脫乙烷塔54塔底出來的含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物經脫乙烷塔塔底物流泵77加壓和碳三物料換熱器78換熱後，進入碳三物料乾燥器79 (內裝3A分子篩)下部，從碳三物料乾燥器79上部出來的脫去碳三餾分中夾帶的微量水後的含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物經丙烯精餾塔進料換熱器95換熱後進入丙烯精餾塔96 ;若其丙炔摩爾含量大於或等於5ppm或者丙二烯摩爾含量大於或等於IOppm時，則脫乙烷塔54塔底出來的含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物經脫乙烷塔塔底物流泵77加壓和碳三物料換熱器78換熱後，進入碳三物料乾燥器79 (內裝3A分子篩)下部。從碳三物料乾燥器79上部出來的脫去碳三餾分中夾帶的微量水後的含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙二烯的液體混合物，經碳三物料冷卻器80冷卻後與增壓泵86來的一股循環物流混合，然後配入丙炔加氫反應器補充氫81，進入丙炔加氫反應器82 (內裝BC-L-83催化劑或BC-H-30A催化劑，優先使用BC-H-30A催化劑)上部，經催化加氫脫除丙炔和丙二烯以後，丙炔加氫反應器82底部出來的含丙烯、丙烷的氣液兩相混合物進入反應產物水冷器83，然後進入汽液分離罐84。汽液分離罐84頂部出來的汽相為剩餘氫氣85，去第三換熱器13的入口與從鹼洗塔9頂部出來的脫除二氧化碳和殘鹼液後的低碳烯烴物流混合；汽液分離罐84底部出來的液相經增壓泵86增壓後分成兩股，一股返回到丙炔加氫反應器82的入口，另一股經甲烷汽提塔進料換熱器87換熱後進入甲烷汽提塔88。甲烷汽提塔塔底重沸器89利用蒸汽或循環水加熱。從甲烷汽提塔88塔底出來的物流通過甲烷汽提塔塔底物流泵94加壓和丙烯精餾塔進料換熱 器95換熱後進入丙烯精餾塔96。甲烷汽提塔88塔頂產生的含甲烷、氫和碳三餾分的氣相混合物經甲烷汽提塔冷凝器90冷卻和冷凝後進入甲烷汽提塔回流罐91，甲烷汽提塔回流罐91的液相經甲烷汽提塔回流泵92加壓後作為回流返回甲烷汽提塔88塔頂，甲烷汽提塔回流罐91的汽相為含甲烷和氫的不凝氣93返回第三換熱器13的入口與從鹼洗塔9頂部出來的脫除二氧化碳和殘鹼液後的低碳烯烴物流混合。丙烯精餾塔96塔頂產生的含有丙烯、丙烷的氣體混合物，經丙烯精餾塔冷凝器98冷卻和冷凝後進入丙烯精餾塔回流罐99，丙烯精餾塔回流罐99的液相經丙烯精餾塔回流泵100加壓後作為回流返回丙烯精餾塔96塔頂，丙烯精餾塔回流罐99的汽相為丙烯含量為99. 6摩爾％以上的丙烯氣相產品101，送至裝置外或優先作為聚丙烯裝置的原料進入聚丙烯裝置。丙烯精餾塔塔底重沸器102利用蒸汽或循環水加熱。丙烯精餾塔96塔底出丙烷含量為90摩爾％以上的丙烷液相產品97，作為有機化工原料送至裝置外。
權利要求
1.一種甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離エ藝，其特徵在於包括下述步驟 1)甲醇轉化製取低碳烯烴氣體物流脫除所含的含氧化合物、水和C4及C4以上的烴類後作為低碳烯烴物流，依次進行初級脫水、換熱、脫一氧化碳、冷卻和中間脫水，然後進行脫氧處理，脫氧後的低碳烯烴物流經換熱後進行鹼洗和水洗，鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流與こ烯精餾塔回流罐的汽相、汽液分離罐的汽相和甲烷汽提塔回流罐的汽相混合後成為烯烴混合物； 2)來自步驟I)的烯烴混合物經換熱、脫水和冷卻後，進入第一分離罐進行分離，第一分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第二分離罐，第二分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第三分離罐，第三分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第四分離罐，第四分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第五分離罐，第五分離罐頂部出來的氣體經冷卻後進入第六分離罐，其中第一分離罐底部出來的液體和第二分離罐底部出來的液體依次進入脫甲烷塔中上部，第三分離罐底部出來的液體和第四分離罐底部出來的液體依次進入脫甲烷塔上部，且進料ロ沿脫甲烷塔中上部和上部從下向上順次布置，第一分離罐底部液體進料ロ在最下方，第五分離罐底部出來的液體或者經減壓節流、換熱、壓縮和冷卻後進入脫甲烷塔上部，或者是經減壓節流和換熱後返回壓縮機一段，第五分離罐底部液體進料ロ在第四分離罐底部液體進料口上方，從第六分離罐底部出來的液體為低壓甲烷產品，從第六分離罐頂部出來的氣體作為粗氫產品； 3)脫甲烷塔塔頂產生的物流為甲烷氣體物流，脫甲烷塔塔底物流進入脫こ烷塔，脫こ烷塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入脫こ烷塔回流罐，脫こ烷塔回流罐的液相作為回流返回脫こ烷塔塔頂，脫こ烷塔回流罐的氣相為含こ烯、こ烷和こ炔的氣相混合物物流，當こ炔摩爾含量小於Ippm吋，經乾燥和換熱後進入こ烯精餾塔，當こ炔摩爾含量大於或等於Ippm吋，經こ炔加氫反應器後再經乾燥和換熱，然後進入こ烯精餾塔，こ烯精餾塔塔底產物為こ烷液相產品，こ烯精餾塔頂部側線抽出こ烯產品物流，こ烯精餾塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入こ烯精餾塔回流罐，こ烯精餾塔回流罐的液相作為回流返回こ烯精餾塔塔頂，こ烯精餾塔回流罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合； 4)脫こ烷塔塔底物流為含丙烯、丙烷、環丙烷、丙炔和丙ニ烯的液體混合物，當其丙炔摩爾含量小於5ppm和丙ニ烯摩爾含量小於IOppm時，經加壓、換熱、乾燥和再換熱後，進入丙烯精懼塔；當其丙炔摩爾含量大於或等於5ppm或者丙ニ烯摩爾含量大於或等於IOppm吋，經加壓、換熱、乾燥和冷卻後，進入丙炔加氫反應器，丙炔加氫反應器底部出來的含丙烯、丙烷的混合物流經汽液分離罐進行分離，汽液分離罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合，汽液分離罐的液相經增壓後分成兩股，一股返回到丙炔加氫反應器，另ー股經換熱器換熱後進入甲烷汽提塔； 5)甲烷汽提塔塔底出來的物流通過加壓和換熱後進入丙烯精餾塔，甲烷汽提塔塔頂產生的氣相混合物經冷卻和冷凝後進入甲烷汽提塔回流罐，甲烷汽提塔回流罐的液相經加壓後作為回流返回甲烷汽提塔塔頂，甲烷汽提塔回流罐的汽相與鹼洗和水洗後的低碳烯烴物流混合； 6)丙烯精餾塔塔頂產生的氣體混合物，經冷卻和冷凝後進入丙烯精餾塔回流罐，丙烯精餾塔回流罐的液相經加壓後作為回流返回丙烯精餾塔塔頂，丙烯精餾塔回流罐的氣相為丙烯產品物流，丙烯精餾塔塔底物流為丙烷產品物流。
2.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述烯烴混合物經換熱和脫水後，依次經第二冷卻器、丙烯冷卻器、脫甲烷塔塔底重沸器冷卻，經第一冷箱回收冷量後再依次經脫甲烷塔中間重沸器和第一冷箱冷卻，然後進入第一分離罐。
3.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第一分離罐頂部出來的氣體經第二冷箱和第二こ烯冷卻器冷卻後進入第二分離罐。
4.根據權利要求I或3所述的エ藝，其特徵在於所述第一分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器、第二冷箱和第二こ烯冷卻器冷卻後進入第二分離罐。
5.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第二分離罐頂部出來的氣體依次經第三冷箱和第三こ烯冷卻器冷卻後進入第三分離罐。
6.根據權利要求I或5所述的エ藝，其特徵在於所述第二分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器、第三冷箱和第三こ烯冷卻器冷卻後進入第三分離罐。
7.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第三分離罐頂部出來的氣體經第四冷箱冷卻後進入第四分離罐。
8.根據權利要求I或7所述的エ藝，其特徵在於所述第三分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第四冷箱冷卻後進入第四分離罐。
9.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第四分離罐頂部出來的氣體經第五冷箱冷卻後進入第五分離罐。
10.本根據權利要求I或9所述的エ藝，其特徵在於所述第四分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第五冷箱冷卻後進入第五分離罐。
11.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第五分離罐頂部出來的氣體經第六冷箱冷卻後進入第六分離罐。
12.根據權利要求I或11所述的エ藝，其特徵在於所述第五分離罐頂部出來的氣體經換熱後，進入壓縮機四段和五段加壓，然後經五段壓縮氣冷卻器和第六冷箱冷卻後進入第六分離罐。
13.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第五分離罐底部出來的液體，經減壓節流後依次經第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱和第五換熱器換熱後進入低壓甲烷壓縮機，經低壓甲烷壓縮機加壓後，依次經低壓甲烷壓縮氣冷卻器、第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱和第四冷箱冷卻後進入脫甲烷塔上部。
14.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第六分離罐頂部出來的氣體依次經第六冷箱、第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱換熱後作為粗氫產品送至裝置外；或送至變壓吸附裝置或膜分離裝置進ー步提純得到摩爾含量為99. 9%以上的高純度的氫氣。
15.根據權利要求I或13所述的エ藝，其特徵在於所述第六分離罐底部出來的液體，經減壓節流後依次經第六冷箱、第五冷箱、第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱換熱後作為低壓甲烷產品送至裝置外。
16.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔塔頂產生的甲烷氣體物流分為兩部分，一部分甲烷氣體物流經冷箱回收冷量後送入甲烷製冷壓縮機，然後再冷卻至-100 -140°c，降壓節流後送入脫甲烷塔回流罐，脫甲烷塔回流罐底部液相送脫甲烷塔塔頂作為回流，脫甲烷塔回流罐頂甲烷氣相和另一部分甲烷氣體物流混合後依次進入第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱回收冷量，作為甲烷氣相產品。
17.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔塔頂產生的甲烷氣體物流，全部經冷箱回收冷量後送入甲烷製冷壓縮機，然後再冷卻至-100 -140°C，降壓節流後送入脫甲烷塔回流罐，脫甲烷塔回流罐底部液相送脫甲烷塔塔頂作為回流，脫甲烷塔回流罐頂甲烷氣相依次進入第四冷箱、第三冷箱、第二冷箱和第一冷箱回收冷量，作為甲烷氣相產品。
18.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔塔底物流分成兩路，一路為冷液體混合物，經冷進料換熱器換熱後，作為冷進料進入脫こ烷塔中上部，另一路為熱液體混合物，經熱進料換熱器換熱後，作為熱進料進入脫こ烷塔中下部。
19.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述こ炔加氫反應器底部產生的含こ烯、こ烷的氣體混合物經冷卻後再通過換熱器與こ炔加氫反應器的進料換熱後進入綠油罐，從綠油罐頂部出來的氣體混合物經乾燥和換熱後，進入こ烯精餾塔，綠油罐底部產生的綠油可作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料或送至裝置外。
20.根據權利要求19所述的エ藝，其特徵在於所述綠油罐底部產生的綠油作為甲醇轉化製取低碳烯烴裝置的原料。
21.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔塔底重沸器利用蒸汽或循環水加熱。
22.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔塔底重沸器利用循環水加熱。
23.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔塔底出こ烷含量為85摩爾％以上的こ烷液相產品，作為有機化工原料送至裝置外。
24.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述丙烯精餾塔塔底重沸器利用蒸汽或循環水加熱。
25.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述丙烯精餾塔塔底出丙烷含量為90摩爾％以上的丙烷液相產品，作為有機化工原料送至裝置外。
26.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第一分離罐操作壓カ為O.01 4. OMPa,操作溫度為-100 30°C。
27.根據權利要求I或26所述的エ藝，其特徵在於所述第一分離罐操作壓カ為O.I 2. OMPa，操作溫度為-80 10°C。
28.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第二分離罐操作壓カ為O.01 4. OMPa,操作溫度為-130 (TC。
29.根據權利要求I或28所述的エ藝，其特徵在於所述第二分離罐操作壓カ為O.I 2. OMPa，操作溫度為-110 -20°C。
30.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第三分離罐操作壓カ為O.01 .4. OMPa,操作溫度為-170 -30°C。
31.根據權利要求I或30所述的エ藝，其特徵在於所述第三分離罐操作壓カ為2.O .4. OMPa,操作溫度為-160 _60°C。
32.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第四分離罐操作壓カ為O.01 .4. OMPa,操作溫度為-180 -40°C。
33.根據權利要求I或32所述的エ藝，其特徵在於所述第四分離罐操作壓カ為2.O .4. OMPa,操作溫度為-170 -70°C。
34.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第五分離罐操作壓カ為O.01 .4. OMPa,操作溫度為-190 -50°C。
35.根據權利要求I或34所述的エ藝，其特徵在於所述第五分離罐操作壓カ為2.O .4. OMPa,操作溫度為-180 _80°C。
36.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述第六分離罐操作壓カ為O.01 .4. OMPa,操作溫度為-200 _60°C。
37.根據權利要求I或36所述的エ藝，其特徵在於所述第六分離罐操作壓カ為2.O .4. OMPa,操作溫度為-190 _90°C。
38.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流脫一氧化碳採用脫一氧化碳銅系催化劑。
39.根據權利要求I或38所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流脫ー氧化碳採用C18催化劑。
40.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流脫氧處理採用鎳系脫氧催化劑或錳系脫氧催化劑。
41.根據權利要求I或40所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流脫氧處理採用錳系脫氧催化劑。
42.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流的脫水或乾燥均採用.3人分子篩。
43.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述低碳烯烴物流的鹼洗和水洗在鹼洗塔內進行，鹼洗塔下部為鹼洗段進行鹼洗，鹼洗塔上部為水洗段進行水洗，水洗段上部進水。
44.根據權利要求43所述的エ藝，其特徵在於所述鹼洗塔鹼洗段上部進鹼液，鹼液是濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鈉水溶液或濃度為O. 001 50重量％的氫氧化鉀水溶液。
45.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔塔頂操作壓カ為O.01 .4.OMPa，脫甲烷塔塔底溫度為-80°C 30°C。
46.根據權利要求I或45所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔塔頂操作壓カ為.O.2 O. 7MPa，脫甲烷塔塔底溫度為-70 10°C。
47.根據權利要求16或17所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔回流罐操作溫度為-160 _80°C，摩爾回流比為O. 01 40。
48.根據權利要求47所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔回流罐操作溫度為-150 -90°C。
49.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫甲烷塔具有30 60塊理論板，脫甲烷塔第一進料ロ開在第1-5塊理論板處；第二進料ロ開在第6-9塊理論板處；第三迸料ロ開在第10-14塊理論板處；第四進料ロ開在第15-20塊理論板處；第五進料ロ開在第.21-26塊理論板處，進料口和理論板數均沿脫甲烷塔從上至下數。
50.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔塔頂操作壓カ為I.5 .3.OMPa，脫こ烷塔塔底溫度為(TC 100°C。
51.根據權利要求I或50所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔塔頂操作壓カ為.1.7 2. 5MPa，脫こ烷塔塔底溫度為20 80°C。
52.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔回流罐操作溫度為-60 (TC，摩爾回流比為O. I 40。
53.根據權利要求52所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔回流罐操作溫度為-40 -10°C。
54.根據權利要求18所述的エ藝，其特徵在於所述脫こ烷塔分為兩段，塔頂到熱進料入口為精餾段，熱進料入口到塔底為提餾段，脫こ烷塔具有20 50塊理論板，冷進料入口開在第3-20塊理論板處，熱進料入ロ開在第16-30塊理論板處，冷進料入口位於熱進料入口上部，理論板數從塔頂向塔底數。
55.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔塔頂操作壓カ為.0.01 2. OMPa,こ烯精餾塔塔底溫度為_50°C 50°C。
56.根據權利要求I或55所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔塔頂操作壓カ為.1.1 1. 8MPa，こ烯精餾塔塔底溫度為-20 30°C。
57.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在幹所述こ烯精餾塔回流罐操作溫度為-60 -10 °C。
58.根據權利要求57所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔回流罐操作溫度為-50 -20°C。
59.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述こ烯精餾塔分為兩段，塔頂到進料入ロ為精餾段，進料入ロ到塔底為提餾段，こ烯精餾塔具有70 100塊理論板，其進料ロ開在第50-70塊理論板處；側線抽出ロ開在第2-15塊理論板處，理論板數從塔頂向塔底數。
60.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在幹所述丙烯精餾塔塔頂操作壓カ為.0.01 2. OMPa，丙烯精餾塔塔底溫度為10°C 100°C。
61.根據權利要求I或60所述的エ藝，其特徵在於所述丙烯精餾塔塔頂操作壓カ為.1.O 1. 7MPa，丙烯精餾塔塔底溫度為30 70°C。
62.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在幹所述丙烯精餾塔回流罐操作溫度為.10 80°C，摩爾回流比為O. I 40。
63.根據權利要求62所述的エ藝，其特徵在於所述丙烯精餾塔回流罐操作溫度為.20 70°C。
64.根據權利要求I所述的エ藝，其特徵在於所述丙烯精餾塔分為兩段，塔頂到進料入口為精餾段，進料入口到塔底為提餾段，丙烯精餾塔具有110 140塊理論板，其進料ロ開在第60-90塊理論板處，理論板數從塔頂向塔底數。
全文摘要
本發明公開了一種甲醇轉化製取低碳烯烴氣體的分離工藝，以解決現有技術不能得到純度較高的氫氣、甲烷、乙烷和丙烷等產品與沒有有效去除二甲醚和煙氣雜質中的氧氣和一氧化碳等缺點。該工藝甲醇制烯烴氣體物流增加了一氧化碳和氧氣脫除步驟，脫除一氧化碳和氧氣的甲醇制烯烴氣體物流依次通過六個分離罐後進入低壓脫甲烷塔、脫乙烷塔、乙炔加氫反應器、乙烯精餾塔、丙炔加氫反應器和丙烯精餾塔等進行分離，其中前四個分離罐底部出來的液體依次進入脫甲烷塔中上部，第五分離罐底部出來的液體進入脫甲烷塔上部或者返回壓縮機一段。使用本發明可得到聚合級乙烯和丙烯產品，而且還可得到純度較高的氫氣、甲烷、乙烷和丙烷等產品。
文檔編號C07C7/09GK102675019SQ20111005935
公開日2012年9月19日 申請日期2011年3月7日 優先權日2011年3月7日
發明者熊獻金 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中石化洛陽工程有限公司