醇和/或醚制烯烴產物的分離和利用副產聯產乙苯的方法與流程

本發明涉及一種醇和/或醚制烯烴產物分離和利用副產聯產乙苯的方法。技術背景乙烯、丙烯是一種需求量很大的基本有機化工原料，受環氧乙烷、聚乙烯、聚丙烯、丙烯腈、異丙苯、環氧丙烷等乙烯、丙烯衍生物需求的增長，相應乙烯、丙烯的需求也快速增長。傳統的乙烯和丙烯主要來自于石油加工過程，隨著石油資源的日益匾乏，發展由煤或天然氣等非石油資源制備乙烯、丙烯的技術越來越引起國內外的重視。由煤制乙烯、丙烯通常采用煤制合成氣、合成氣制取甲醇、再經醇和/或醚制乙烯、丙烯的工藝路線。其中煤制合成氣和合成氣制取甲醇工藝技術已經非常成熟。醇和/或醚制乙烯、丙烯技術經過多年發展，也已經實現了工業化，其代表的技術有中國石化的S-MTO技術、大連物化所D-MTO技術、UOP的MTO技術、Lurgi的MTP技術、中國石化的S-MTP技術等。但是由于醇和/或醚制乙烯、丙烯產物組成復雜，產物包括碳一至碳九甚至更重的組分，普遍存在分離工藝流程長、裝置能耗高的問題。如何降低醇和/或醚制乙烯、丙烯工藝的能耗，尤其是開發低能耗的產物分離方法，成為需要重點研究的課題。傳統烴類產物分離普遍采用精餾分離。典型的分離流程包括前脫甲烷的順序分離流程、前脫乙烷分離流程和前脫丙烷分離流程。例如在CN1431982A專利中，醇和/或醚制丙烯反應產物經過冷卻分離出烴類和水后，氣相烴類經前脫乙烷流程首先分離出碳二及更輕組分和碳三及更重組分，然后在脫丙烷塔中分離出含有丙烯的碳三組分和碳四及更重組分，由于碳二烯烴和碳四碳五烯烴都可以在醇和/或醚制丙烯反應器中進一步轉化為丙烯，從脫乙烷塔獲得的碳二及更輕組分和從脫丙烷塔獲得的碳四及更重組分部分的返回醇和/或醚制丙烯反應器。傳統的烴類產物分離方法由于采用了精餾操作，要么是高壓來提高精餾塔的操作溫度，要么是采用低溫冷劑，因此普遍存在能耗高的問題。美國專利US5326929提出了一種用溶劑吸收分離氫、甲烷與碳二組分的方法。但是該方法在大于3.2MPa的壓力下再生溶劑，導致再生溫度很高，高達150℃，溶劑再生后又 需要降溫冷卻，從而導致該工藝能耗巨大。中國專利CN101353286提出了一種含輕質氣體的非深冷低碳烴分離方法。該方法首先把進料氣體通過壓縮機升壓至2.0至4.0MPa，然后通過預切割塔分離把大部分碳二組分和甲烷分離，然后在吸收塔中用溶劑吸收甲烷中夾帶的碳二。由于大部分碳二和全部的碳三及更重組分在預分離塔中切出，吸收塔的氣相進料負荷下降，吸收劑用量也相應的下降，因此，該專利稱該方法的能耗比現有油吸收分離技術的能耗低。但是當進料氣體中含有碳六及更重組分時，該方法由于沒有把碳六及更重組分從吸收劑中切出，導致大量的碳六及更重組分在吸收解吸系統中循環，使得能耗會大幅增加，吸收效率下降，吸收解析系統中的塔設備塔徑增大，從而也使得投資也相應增加。而在醇和/或醚制烯烴工藝中，反應產物中含有一定量的碳六及更重組分，因此采用該方法不可避免的會有能耗高、投資增加的缺點。由于現有技術均存在裝置能耗高、副產利用的問題，本發明有針對性的解決了上述問題。技術實現要素：本發明所要解決的技術問題是現有技術中存在裝置能耗高、副產利用的問題，提供一種醇和/或醚制烯烴產物分離和利用副產聯產乙苯的方法。該方法用于醇和/或醚制烯烴產物的分離時具有能耗低、經濟性好、副產利用充分的優點。為解決上述問題，本發明采用的技術方案如下：一種醇和/或醚制烯烴產物分離和聯產乙苯的方法，包含如下步驟：醇和/或醚制烯烴反應器出口得到混合烴類產物，混合烴類產物送入預分離塔中分離為碳六及更重組分和碳五及更輕組分；碳五及更輕組分經增壓后送入吸收解吸系統，分離為吸收尾氣、碳三組分、碳四碳五組分；吸收尾氣作為乙苯反應區的一股進料。上述技術方案中，所述預分離塔操作壓力為0.1～1.2MPa，塔釜溫度為80～200℃。上述技術方案中，所述碳五及更輕組分增壓后壓力為1.0～2.0MPa。上述技術方案中，所述吸收解吸系統包含吸收塔、解吸塔和脫丙烷塔。上述技術方案中，所述脫丙烷塔釜獲得碳四碳五組分，該碳四碳五組分至少部分作為吸收塔的吸收劑。上述技術方案中，所述吸收尾氣與外界送入含苯物料在乙苯反應區反應生成乙苯。上述技術方案中，所述吸收塔操作壓力為1.0～1.6MPa，操作溫度為30～60℃，吸收劑 用量為吸收塔氣相進料質量流量的1.0～3.0倍。上述技術方案中，所述解吸塔操作壓力為1.0～2.0MPa，塔釜操作溫度為60～100℃。上述技術方案中，所述脫丙烷塔操作壓力為0.6～1.5MPa，塔釜操作溫度為70～110℃。上述技術方案中，所述混合烴類產物中以重量百分比計，碳六及更重組分的含量為大于2.1％。上述技術方案中，所述混合烴類產物中以重量百分比計，碳六及更重組分的含量為大于4.0％。上述技術方案中，所述醇和/或醚為甲醇和/或二甲醚；更優選的醇和/或醚為甲醇。上述技術方案中，所述一種醇和/或醚制烯烴產物的分離方法，包含如下步驟甲醇在反應器中轉化為烯烴為主要反應產物，反應產物經產品氣濃縮區濃縮后獲得混合烴類產物，混合烴類物在預分離塔中分離為低壓碳五及更輕組分和碳六及更重組分；碳五及更輕組分經過增壓后送入解吸塔；在解吸塔中碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料，全部的乙烯從解吸塔塔頂采出得到吸收塔進料；在吸收塔中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分作為吸收劑吸收進料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾氣與外界送入含苯物料在乙苯反應區反應生成乙苯，較好的利用了副產；脫丙烷塔將脫丙烷塔進料分離為碳三組分和碳四碳五組分；碳三組分可以進一步在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產品和丙烷；部分的碳四碳五組分經吸收劑冷卻器冷卻后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分排出。上述技術方案中，所述預分離塔的操作壓力高于混合烴類產物的壓力時，采用增壓設備對混合烴類產物增壓至高于該操作壓力后送入預分離塔中。本發明打破了本領域技術人員的固有思維，沒有采用本領域技術人員很容易想到的通過在吸收解吸系統內脫除碳五及更重組分，而是采用在混合烴類產物進入吸收解吸系統前直接從中脫除碳六及更重組分的方法，以此來避免碳六及更重組分累積，從而造成吸收效率下降，能耗會大幅增加的現象。采用本發明的方法，混合烴類產物在預分離塔中脫除了碳五及更重組分，避免了碳六及更重組分在吸收解吸系統中的累積和循環，降低了解吸塔釜和脫丙烷塔釜的溫度，從而降低了過程能耗；另一方面由于少了碳六及更重組分的累積和循環，使得吸收解吸系統塔徑也相應減小，從而也節省了設備投資費用。采用本發明的方法，吸收解吸系統在較低的壓力下進行，進一步降低了解吸塔釜和脫丙烷塔釜的溫度，進一步降低了過程能耗。吸收塔采用較高的吸收溫度，操作溫度為30～60℃，進一步降低了冷量的消耗。脫丙烷塔釜獲得碳四碳五組分至少部分可以作為吸收劑。 采用本發明的方法，丙烯的回收率為99.99％，能耗低，并且利用副產干氣聯產乙苯，取得了較好的技術效果。附圖說明圖1為本發明所述方法的流程示意圖。圖1中，1為混合烴類產物；2為低壓碳五及更輕組分；3為高壓碳五及更輕組分；4為吸收塔進料；5為脫丙烷塔進料；6為吸收劑；7為吸收尾氣；8為吸收液；9為碳三組分；10為碳四碳五組分；11為外排碳四碳五組分；12為碳六及更重組分；T1為預分離塔；101為含苯的流股；102位含乙苯的流股；C1為增壓設備；T2為解吸塔；T3為吸收塔；T4為脫丙烷塔；E1為吸收劑冷卻器；R1為乙苯反應區。圖1的工藝流程如下：醇和/或醚在反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經產品氣濃縮區S1濃縮后獲得混合烴類產物1。混合烴類物流1在預分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經過增壓設備C1增壓后獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔T2中碳三及組分更重組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料5，全部的乙烯從解吸塔T2塔頂采出得到吸收塔進料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣7和含苯流股101一起送入乙苯反應區R1，反應后得到含乙苯流股102。脫丙烷塔T4將進料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。部分的碳四碳五組分10經吸收劑冷卻器E1冷卻后送入吸收塔T2作為吸收劑吸收丙烯，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。圖2為采用碳四以上組分作為吸收劑的流程示意圖。圖2中，1為混合烴類產物；2為解吸塔進料；3為吸收塔進料；4為脫丙烷塔進料；5為碳四及更重組分；6為吸收劑；7為吸收尾氣；8為吸收液；9為碳三組分；10為外排碳四及更重組分；C1為增壓設備；T1為解吸塔；T2為吸收塔；T3為脫丙烷塔；E1為吸收劑冷卻器。圖2的工藝流程如下：醇和/或醚在反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經脫水、含氧化合物和二氧化碳后獲得氣相混合烴類產物1。氣相烴類物流1經增壓設備C1增壓后，送入解吸塔T1。在解吸塔T1塔釜采出脫丙烷塔進料4，全部的乙烯從解吸塔T1塔頂采出得到吸收塔進料3。在吸收塔T2中，以來自脫丙烷塔釜的部分碳四及更重組分5經吸收劑冷卻器E1冷卻后作為吸收劑6送入吸收塔T2作為吸收劑吸收丙烯，吸收液8 返回解吸塔T1。吸收尾氣7排出吸收解吸系統。脫丙烷塔T3進料4在脫丙烷塔T3中分離為碳三組分9和碳四及更重組分5。下面通過實施例對本發明作進一步的闡述，但不僅限于本實施例。具體實施方式【實施例1】采用本發明所述工藝方法，以30萬/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烴裝置為例，甲醇在甲醇制丙烯反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.10MPa。氣相烴類物流1在預分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經過壓縮機C1增壓至1.3MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中70％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣7和含苯流股101一起送入乙苯反應區R1，反應后得到含乙苯流股102。脫丙烷塔T4將進料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在后續的丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產品和丙烷。88％質量分數的碳四碳五組分10經吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質量流量和吸收塔進料4的質量流量之比。表中能耗為壓縮機、泵、換熱器、精餾塔能耗的總和。【實施例2】采用本發明所述工藝方法，以30萬/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烴裝置為例，甲醇在甲醇制丙烯反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.12MPa。氣相烴類物流1在預分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經過壓縮機C1增壓至1.6MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣7和含苯流股101一起送入乙苯反應區R1， 反應后得到含乙苯流股102。脫丙烷塔T4將進料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在后續的丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產品和丙烷。90％質量分數的碳四碳五組分10經吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質量流量和吸收塔進料4的質量流量之比。表中能耗為壓縮機、泵、換熱器、精餾塔能耗的總和。【實施例3】采用本發明所述工藝方法，以30萬/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烴裝置為例，甲醇在甲醇制丙烯反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.14MPa。氣相烴類物流1在預分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經過壓縮機C1增壓至1.8MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中73％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣7和含苯流股101一起送入乙苯反應區R1，反應后得到含乙苯流股102。脫丙烷塔T4將進料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在后續的丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產品和丙烷。92％質量分數的碳四碳五組分10經吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質量流量和吸收塔進料4的質量流量之比。表中能耗為壓縮機、泵、換熱器、精餾塔能耗的總和。【實施例4】采用本發明所述工藝方法，以30萬/年丙烯的甲醇或/和二甲醚制烯烴裝置為例，甲醇在甲醇制丙烯反應器中轉化為丙烯為主要反應產物，經脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.16MPa。氣相烴類物流1在預分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經過壓縮機C1增壓至2.0MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中74％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔 進料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣7和含苯流股101一起送入乙苯反應區R1，反應后得到含乙苯流股102。脫丙烷塔T4將進料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在后續的丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產品和丙烷。94％質量分數的碳四碳五組分10經吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質量流量和吸收塔進料4的質量流量之比。表中能耗為壓縮機、泵、換熱器、精餾塔能耗的總和。【比較例1】工藝流程見圖2，采用和實施例1相同的混合烴類產物，經壓縮機增壓至1.6MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作壓力1.5MPa，塔釜溫度96℃。在解吸塔T1中73.2％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料4，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進料3。吸收塔操作壓力1.25MPa，吸收溫度43℃。在吸收塔T2中，以來自脫丙烷塔釜的碳四及更重組分5作為吸收劑吸收進料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾氣7排出吸收解吸系統。脫丙烷塔進料4在脫丙烷塔T3中分離為碳三組分9和碳四及更重組分5，脫丙烷塔操作壓力1.15MPa，塔釜溫度81℃，碳三組分9經丙烯精餾獲得聚合級丙烯產品和丙烷。85％質量分數的碳四及更重組分5經吸收劑冷卻器E1冷卻后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分排出系統。該工藝流程的丙烯回收率98.2％，能耗見表1。【比較例2】工藝流程見圖2，采用和實施例1相同的混合烴類產物，經壓縮機增壓至1.4MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作壓力1.3MPa，塔釜溫度74℃。在解吸塔T1中71.2％質量分數的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進料4，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進料3。吸收塔操作壓力1.45MPa，吸收溫度44℃。在吸收塔T2中，以來自脫丙烷塔釜的碳四及更重組分5作為吸收劑吸收進料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾氣7排出吸收解吸系統。脫丙烷塔進料4在脫丙烷塔T3中分離為碳三組分9和碳四及更重組分5，脫丙烷塔操作壓力0.9MPa，塔釜溫度86℃，碳三組分9經丙烯精餾獲得聚合級丙烯產品和丙烷。80％質量分數的碳四及更重組分5經吸收劑冷卻器E1冷卻后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分排出系統。該工藝流程的丙烯回收率98.4％，能耗見表1。表1實施例1實施例2實施例3實施例4比較例1比較例2預分離塔操作壓力0.110.550.81.2--預分離塔頂操作溫度-8264559--預分離塔釜操作溫度80113164187--吸收塔吸收劑用量2.112.942.751.442.232.58吸收塔操作壓力1.051.251.351.551.251.45吸收塔釜操作溫度404549604344解吸塔操作壓力1.251.551.751.951.51.3解吸塔釜操作溫度658288989674脫丙烷塔操作壓力0.61.11.21.51.150.9脫丙烷塔頂操作溫度623.327472516脫丙烷塔釜操作溫度7392971098186能耗(kg標油/kg丙烯)0.1750.1910.1880.1710.2260.231當前第1頁1 2 3