技术领域
[0001] 本
发明涉及石油化工技术领域，特别涉及一种甲醇制烯烃气体的分离装置及方法。
背景技术
[0002] 近年来，虽然国内外烯烃生产呈现出多元化发展的趋势，但是以甲醇制烯烃(MTO)为代表的非
蒸汽裂解制烃方式仍为生产烯烃的重要方式。而甲醇制烯烃是指以
煤基或
天然气基合成的甲醇为原料，借助类似催化裂化装置的
流化床反应形式，生产低
碳烯烃的化工工艺技术，其主要产品为乙烯、丙烯等。
[0003] 目前使用最为广泛的MTO气体的分离流程为鲁姆斯前脱丙烷工艺流程。该工艺中反应气从MTO反应器进入到脱丙烷塔，脱丙烷塔底物流送至脱
丁烷塔分离出混合C4组分，脱丙烷塔顶物流经脱甲烷塔脱除H组分、C1组分后送至脱乙烷塔，脱乙烷塔的塔顶物流送至乙烯精馏塔分离出乙烯，脱乙烷塔底物流送至丙烯精馏塔分离出丙烯。该工艺特点是：采用丙烯为冷剂，脱甲烷塔顶利用中冷油吸收方法，采用部分脱乙烷塔的塔底C3馏分和丙烯精馏塔的塔底丙烷作为吸收剂，以减少乙烯跑损。
[0004] 在实现本发明的过程中，本
发明人发现
现有技术中至少存在以下问题：
[0005] 由于现有技术的气体分离流程中脱甲烷塔顶利用中冷油吸收方法，采用部分脱乙烷塔的塔底C3馏分和丙烯精馏塔的塔底丙烷作为吸收剂回收乙烯，而该吸收剂从脱甲烷塔的塔底分离出来后送至脱乙烷塔，从脱乙烷塔的塔底分离出来送至丙烯精馏塔，最后从丙烯精馏塔的塔底分离出来再返回至脱甲烷塔的塔顶，也就是说，该吸收剂的循环回路为脱甲烷塔-脱乙烷塔-丙烯精馏塔-脱甲烷塔，这一循环回路长，增加了脱甲烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔的负荷及能耗，易导致循环内的分离单元操作不稳定。
发明内容
[0006] 鉴于此，本发明提供一种甲醇制烯烃气体的分离装置及方法，以解决现有技术中存在的吸收剂循环回路长的问题，减小脱乙烷塔和丙烯精馏塔的负荷、能耗及设备投资。
[0007] 具体而言，包括以下的技术方案：
[0008] 一方面，本发明
实施例提供了一种甲醇制烯烃气体的分离装置，所述装置包括：预处理组件、分离器、凝液干燥器、第一气相干燥器、脱乙烷塔、脱甲烷塔、
溶剂回收塔、乙炔转化器、乙烯精馏塔、脱丙烷塔、丙烯精馏塔和脱丁烷塔，其中，
[0009] 所述预处理组件与所述分离器的进口连通，所述分离器的气相出口与所述第一气相干燥器的进口连通，所述分离器的凝液出口与所述凝液干燥器的进口连通，所述凝液干燥器与所述脱乙烷塔的液相进口连通，第一气相干燥器的出口与所述脱乙烷塔的气相进口连通，所述脱乙烷塔的塔顶出口与所述脱甲烷塔的塔身进口连通，所述脱甲烷塔的塔顶出口与
燃料气收集器连通；
[0010] 所述脱甲烷塔的塔底出口与所述溶剂回收塔的进口连通，所述溶剂回收塔的塔底出口与所述脱甲烷塔的塔顶进口连通，所述溶剂回收塔的塔顶出口与所述乙炔转化器的进口连通，所述乙炔转化器的出口与所述乙烯精馏塔的进口连通，所述乙烯精馏塔的塔顶出口与乙烯收集器连通，所述乙烯精馏塔的塔底出口与乙烷收集器连通；
[0011] 所述脱乙烷塔的塔底出口与所述脱丙烷塔的进口连通，所述脱丙烷塔的塔顶出口与所述丙烯精馏塔的进口连通，所述丙烯精馏塔的塔顶出口与所述丙烯收集器连通，所述丙烯精馏塔的塔底出口与丙烷收集器连通；
[0012] 所述脱丙烷塔的塔底出口与所述脱丁烷塔的进口连通，所述脱丁烷塔的塔顶出口与C4组分收集器连通，所述脱丁烷塔的塔底出口与C5及C5以上组分收集器连通。
[0013] 可选择地，所述预处理组件包括急冷塔、
水汽提塔、甲醇回收塔、
压缩机一段、压缩机二段、水洗塔、压缩机三段、
碱洗塔和废碱液预处理塔；
[0014] 所述急冷塔的进口与甲醇制烯烃反应器连通，所述急冷塔的塔顶出口与所述甲醇回收塔的进口连通，所述甲醇回收塔的塔顶出口与所述压缩机一段的进口连通，所述压缩机一段的出口与所述压缩机二段的进口连通，所述压缩机二段的出口与所述水洗塔的进口连通，所述水洗塔的出口与所述压缩机三段的进口连通，所述压缩机三段的出口与所述碱洗塔的进口连通，所述碱洗塔的塔顶出口与所述分离器的进口连通；
[0015] 所述碱洗塔的塔底出口与所述废碱液预处理塔的进口连通，所述废碱液预处理塔的出口与废碱液收集器连通；
[0016] 所述急冷塔的塔底出口与所述水汽提塔的进口连通，所述甲醇回收塔的塔底出口与所述水汽提塔的进口连通，所述水汽提塔的出口与水收集器连通；
[0017] 可选择地，所述脱丙烷塔包括高压脱丙烷塔和低压脱丙烷塔；
[0018] 所述脱乙烷塔的塔底出口与所述高压脱丙烷塔的进口连通，所述高压脱丙烷塔的塔顶出口与所述丙烯精馏塔的进口连通；
[0019] 所述高压脱丙烷塔的塔底出口与所述低压脱丙烷塔的进口连通，所述低压脱丙烷塔的塔底出口与所述脱丁烷塔的进口连通。
[0020] 可选择地，所述装置还包括：换热器；
[0021] 所述高压脱丙烷塔的塔底出口经过所述换热器与所述低压脱丙烷塔的进口连通；
[0022] 所述低压脱丙烷塔的塔顶出口通过所述换热器与所述高压脱丙烷塔的进口连通。
[0023] 可选择地，所述丙烯精馏塔包括第一丙烯精馏塔和第二丙烯精馏塔；
[0024] 所述高压脱丙烷塔的塔顶出口与所述第一丙烯精馏塔的进口连通，所述第一丙烯精馏塔的塔顶出口与所述丙烯收集器连通；
[0025] 所述第一丙烯精馏塔的塔底出口与所述第二丙烯精馏塔的进口连通，所述第二丙烯精馏塔的塔底出口与所述丙烷收集器连通；
[0026] 所述第二丙烯精馏塔的塔顶出口与所述第一丙烯精馏塔的进口连通。
[0027] 可选择地，所述装置还包括：压缩机四段；
[0028] 所述压缩机四段设置在所述脱乙烷塔与所述脱甲烷塔之间。
[0029] 可选择地，所述装置还包括：第二气相干燥器；
[0030] 所述第二气相干燥器设置在所述乙炔转化器与所述乙烯精馏塔之间。
[0031] 可选择地，所述乙烯精馏塔内设置有中沸器和
再沸器；
[0032] 所述中沸器设置在所述乙烯精馏塔内从塔顶到塔底的第80-110层理论塔板处；
[0033] 所述再沸器设置在所述乙烯精馏塔的塔底。
[0034] 可选择地，所述乙烯精馏塔从塔顶到塔底的第2-10层理论塔板上设置有侧线，所述侧线与所述乙烯收集器连通。
[0035] 另一方面，本发明实施例还提供了一种甲醇制烯烃气体的分离方法，所述方法包括：
[0036] 对甲醇制烯烃反应器的反应产物进行预处理后送入到分离器中进行气液分离，得到气相产物和凝液产物；
[0037] 将所述气相产物送入到第一气相干燥器中进行干燥后，再送入到脱乙烷塔中，得到塔顶的C2及C2以下的组分和塔底的C3及C3以上的组分；
[0038] 将所述塔顶的C2及C2以下的组分和吸收剂送入到脱甲烷塔，得到塔顶的燃料气和塔底的C2组分与吸收剂的混合物；
[0039] 将所述塔底的C2组分与吸收剂的混合物送入到溶剂回收塔中，得到塔顶的C2组分和塔底的所述吸收剂，并将所述塔底的所述吸收剂再次送回到所述脱甲烷塔中；
[0040] 将所述塔顶的C2组分送入到乙炔转化器中进行转化后，再送入到乙烯精馏塔中，得到塔顶的乙烯和塔底的乙烷；
[0041] 将所述塔底的C3及C3以上的组分的送入到脱丙烷塔中，得到塔顶的C3组分和塔底的C4及C4以上的组分；
[0042] 将所述塔顶的C3组分送入到丙烯精馏塔中，得到塔顶的丙烯和塔底的丙烷；
[0043] 将所述塔底的C4级C4以上的组分送入到脱丁烷塔中，得到塔顶的C4组分和塔底的C5及C5以上的组分。
[0044] 可选择地，所述吸收剂为丙烷。
[0045] 可选择地，所述脱乙烷塔的塔顶表压为1.6-2.2MPa，塔顶
温度为-30--39℃。
[0046] 可选择地，所述脱甲烷塔的塔顶表压为2.5-3.5MPa，塔顶温度为-30--39℃。
[0047] 可选择地，所述溶剂回收塔的塔顶表压为2.0-3.0MPa，塔顶温度为-10--30℃。
[0048] 可选择地，所述乙烯精馏塔的塔顶表压为1.0-2.0MPa，塔顶温度为-30--39℃。
[0049] 本发明实施例提供的技术方案的有益效果至少包括：
[0050] 1、通过预处理组件对甲醇制烯烃气体进行预处理后，在分离器中进行相态分离，凝液送至凝液干燥器，气相送至第一气相干燥器，经干燥后都送入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶的气相经过脱甲烷塔、溶剂回收塔、乙炔转化器、乙烯精馏塔分离得到乙烯，脱乙烷塔的塔底经过脱丙烷塔、丙烯精馏塔分离得到丙烯，实现了甲醇制烯烃气体的分离；
[0051] 2、通过设置溶剂回收塔，在脱甲烷塔中使用的吸收剂可以与塔底的C2组分混合进入到溶剂回收塔中时，C2组分和吸收剂在溶剂回收塔内分离，在塔顶得到C2组分、塔底得到吸收剂，而塔底的吸收剂在降温后又可以从溶剂回收塔回流到脱甲烷塔中，实现了吸收剂的循环利用，该吸收剂的循环回路为脱甲烷塔-溶剂回收塔-脱甲烷塔，这一循环回路短，且不涉及到脱乙烷塔及丙烯精馏塔，可以有效地减小脱乙烷塔和丙烯精馏塔的负荷、能耗及设备投资。
附图说明
[0052] 为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
[0053] 图1为本发明实施例提供的一种甲醇制烯烃气体的分离装置的结构示意图；
[0054] 图2为本发明实施例提供的另一种甲醇制烯烃气体的分离装置的结构示意图；
[0055] 图3为本发明实施例提供的一种甲醇制烯烃气体的分离方法的方法
流程图。
[0056] 图中的附图标记分别表示为：
[0057] 1-预处理组件，101-急冷塔，102-水汽提塔，103-甲醇回收塔，104-压缩机一段，105-压缩机二段，106-水洗塔，107-压缩机三段，108-碱洗塔，109-废碱液预处理塔，[0058] 2-分离器，
[0059] 3-凝液干燥器，
[0060] 4-第一气相干燥器，
[0061] 5-脱乙烷塔，
[0062] 6-脱甲烷塔，
[0063] 7-溶剂回收塔，
[0064] 8-乙炔转化器，
[0065] 9-乙烯精馏塔，
[0066] 10-脱丙烷塔，1001-高压脱丙烷塔，1002-低压脱丙烷塔，
[0067] 11-丙烯精馏塔，1101-第一丙烯精馏塔，1102-第二丙烯精馏塔，
[0068] 12-脱丁烷塔，
[0069] 13-燃料气收集器，
[0070] 14-乙烯收集器，
[0071] 15-乙烷收集器，
[0072] 16-丙烯收集器，
[0073] 17-丙烷收集器，
[0074] 18-C4组分收集器，
[0075] 19-C5及C5以上组分收集器，
[0076] 20-甲醇制烯烃反应器，
[0077] 21-废碱液收集器，
[0078] 22-水收集器，
[0079] 23-换热器，
[0080] 24-压缩机四段，
[0081] 25-第二气相干燥器。
具体实施方式
[0082] 除非另有定义，本发明实施例所用的所有技术术语均具有与本领域技术人员通常理解的相同的含义。为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明实施方式作进一步地详细描述。
[0083] 第一方面，本发明实施例提供了一种甲醇制烯烃气体的分离装置，如图1所示，该装置包括：预处理组件1、分离器2、凝液干燥器3、第一气相干燥器4、脱乙烷塔5、脱甲烷塔6、溶剂回收塔7、乙炔转化器8、乙烯精馏塔9、脱丙烷塔10、丙烯精馏塔11和脱丁烷塔12。
[0084] 其中，预处理组件1与分离器2的进口连通，分离器2的气相出口与第一气相干燥器4的进口连通，分离器2的凝液出口与凝液干燥器3的进口连通，凝液干燥器3的出口与脱乙烷塔5的液相进口连通，第一气相干燥器4的出口与脱乙烷塔5的气相进口连通，脱乙烷塔5的塔顶出口与脱甲烷塔6的塔身进口连通，脱甲烷塔6的塔顶出口与燃料气收集器13连通；
[0085] 脱甲烷塔6的塔底出口与溶剂回收塔7的进口连通，溶剂回收塔7的塔底出口与脱甲烷塔6的塔顶进口连通，溶剂回收塔7的塔顶出口与乙炔转化器8的进口连通，乙炔转化器8的出口与乙烯精馏塔9的进口连通，乙烯精馏塔9的塔顶出口与乙烯收集器14连通，乙烯精馏塔9的塔底出口与乙烷收集器15连通；
[0086] 脱乙烷塔5的塔底出口与脱丙烷塔10的进口连通，脱丙烷塔10的塔顶出口与丙烯精馏塔11的进口连通，丙烯精馏塔11的塔顶出口与丙烯收集器16连通，丙烯精馏塔11的塔底出口与丙烷收集器17连通；
[0087] 脱丙烷塔10的塔底出口与脱丁烷塔12的进口连通，脱丁烷塔12的塔顶出口与C4组分收集器18连通，脱丁烷塔12的塔底出口与C5及C5以上组分收集器19连通。
[0088] 可以理解的是，装置内的各组件之间通过管道彼此连通。
[0089] 需要说明的是，通过乙烯精馏塔9得到的乙烯为聚合级乙烯，通过丙烯精馏塔11得到的丙烯为聚合级丙烯。
[0090] 以下就本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置的工作原理进行描述：
[0091] 在甲醇制烯烃反应器20中反应得到的烯烃混合气体经过预处理之后进入到分离器2中进行气液分离，得到气相组分和凝液组分；
[0092] 气相组分从分离器2的上部出口进入到第一气相干燥器4中进行气体的干燥后，再进入到脱乙烷塔5中，得到塔顶的C2及C2以下的组分和塔底的C3及C3以上的组分；塔顶的C2及C2以下的组分从脱乙烷塔5的塔顶出口进入到脱甲烷塔6中，在向脱甲烷塔6注入C2及C2以下的组分的同时加入吸收剂，利用中冷油吸收方法脱除甲烷，在脱甲烷塔6的塔顶得到燃料气(氢气、甲烷)，并通过燃料气收集器13进行收集，在脱甲烷塔6的塔底得到C2组分与吸收剂的混合物；
[0093] 脱甲烷塔6的塔底的C2组分与吸收剂的混合物从脱甲烷塔6的塔底出口流出，进入到溶剂回收塔7中，C2组分与吸收剂在溶剂回收塔7中分离，吸收剂在溶剂回收塔7的塔底降温后返回到脱甲烷塔6，从脱甲烷塔6的塔顶进口进入到脱甲烷塔6中，继续利用中冷油吸收方法脱除甲烷，实现了吸收剂的循环利用；
[0094] 溶剂回收塔7塔顶得到的C2组分进入到乙炔转化器8中进行加氢处理后，再进入到乙烯精馏塔9中，分离出乙烯，在乙烯精馏塔9的塔顶得到乙烯，并通过乙烯收集器14进行收集，在乙烯精馏塔9的塔底得到乙烷，并通过乙烷收集器15收集；
[0095] 脱乙烷塔5塔底的C3及C3以上的组分进入到脱丙烷塔9中，得到塔顶的C3组分和塔底的C4及C4以上的组分，塔顶的C3组分进入到丙烯精馏塔11中，通过丙烯精馏塔11，从丙烯精馏塔11的塔顶得到分离出的丙烯，并通过丙烯收集器16进行收集，丙烯精馏塔11的塔底得到分离出的丙烷，并通过丙烷收集器17收集；
[0096] 脱丙烷塔9塔底得到的C4及C4以上的组分进入到脱丁烷塔中，从脱丁烷塔12的塔顶得到C4组分，并通过C4组分收集器18进行收集，从脱丁烷塔12的塔底得到的C5及C5以上组分，并通过C5及C5以上组分的收集器19收集。
[0097] 这里提到的中冷油吸收方法是指采用-40℃丙烯冷剂制冷结合丙烷吸收剂来减少乙烯的跑损。
[0098] 需要说明的是，吸收剂可以选用C3、C4或C5中的一种或多种，优选为丙烷，通过气液平衡原理吸收乙烯，以提高乙烯的回收率；丙烯冷剂设置有7℃、-24℃、-40℃三个温度等级。
[0099] 因此，本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置利用预处理组件1、分离器2、凝液干燥器3、第一气相干燥器4、脱乙烷塔5、脱甲烷塔6、溶剂回收塔7、乙炔转化器8、乙烯精馏塔9、脱丙烷塔10、丙烯精馏塔11和脱丁烷塔12，实现了甲醇制烯烃气体的分离，同时将在脱甲烷塔6中使用的吸收剂的循环回路变为脱甲烷塔6-溶剂回收塔7-脱甲烷塔6，缩短了循环回路，且不涉及到脱乙烷塔5及丙烯精馏塔11，可以有效地减小脱乙烷塔5和丙烯精馏塔11的负荷、能耗及设备投资，提高装置的
稳定性。
[0100] 下面对本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置的各部分结构进行进一步地描述说明：
[0101] 对于预处理组件1而言，起到对甲醇制烯烃得到的混合气体的预处理的作用，具体地，该预处理组件1包括急冷塔101、水汽提塔102、甲醇回收塔103、压缩机一段104、压缩机二段105、水洗塔106、压缩机三段107、碱洗塔108和废碱液预处理塔109，如图2所示。
[0102] 其中，急冷塔101的进口与甲醇制烯烃反应器20连通，急冷塔101的塔顶出口与甲醇回收塔103的进口连通，甲醇回收塔103的塔顶出口与压缩机一段104的进口连通，压缩机一段104的出口与压缩机二段105的进口连通，压缩机二段105的出口与水洗塔106的进口连通，水洗塔106的出口与压缩机三段107的进口连通，压缩机三段107的出口与碱洗塔108的进口连通，碱洗塔108的塔顶出口与分离器2的进口连通；
[0103] 碱洗塔108的塔底出口与废碱液预处理塔109的进口连通，废碱液预处理塔109的出口与废碱液收集器21连通；
[0104] 急冷塔101的塔底出口与水汽提塔102的进口连通，甲醇回收塔103的塔底出口与水汽提塔102的进口连通，水汽提塔102的出口与水收集器22连通；
[0105] 如此设置，甲醇制烯烃反应器20中反应得到的烯烃混合气体进入到急冷塔101中进行热量回收后，从急冷塔101的塔顶出口进入到甲醇回收塔103中回收甲醇，再经过压缩机一段104、压缩机二段105的压缩后进入到水洗塔106中进行水洗，以脱除
氧化物杂质，如甲醇、二甲醚等，继而水洗后的气体进入压缩机三段107再进行一次压缩后，进入到碱洗塔108中，以脱除
酸性气体，如二氧化碳；
[0106] 碱洗塔108中的废碱液通过碱洗塔108的塔底出口进入到废碱液预处理塔109中，通过废碱液预处理塔109的预处理后，收集到废碱液收集器21中，以备于后续的处理或使用；
[0107] 而被急冷塔101冷却后的液相，通过急冷塔101的塔底出口进入到水汽提塔102中，由于水汽提塔102的作用是将水中的烃类组分汽提出去，得到
净化水，因而，水汽提塔102的出口可以与水收集器22连通，对水进行收集。
[0108] 可以理解的是，甲醇回收塔103在回收甲醇后，液相组分可以进行进一步回收，通过甲醇回收塔103的塔底出口与水汽提塔102的进口连通，也可以得到净化水。
[0109] 经过上述冷却、压缩、水洗和碱洗后的气体，即为预处理后的气体，可以进行进一步地分离。
[0110] 对于分离器2而言，分离器2起到分离各相组分的作用，在本发明实施例中，分离器2为气液水三相分离器。
[0111] 对于脱丙烷塔10而言，脱丙烷塔10起到将C3与C4及C4以上的组分分离的作用，具体地，脱丙烷塔10包括高压脱丙烷塔1001和低压脱丙烷塔1002，如图2所示。
[0112] 其中，脱乙烷塔5的塔底出口与高压脱丙烷塔1001的进口连通，高压脱丙烷塔1001的塔顶出口与丙烯精馏塔11的进口连通；
[0113] 高压脱丙烷塔1001的塔底出口与低压脱丙烷塔1002的进口连通，低压脱丙烷塔1002的塔底出口与脱丁烷塔12的进口连通。
[0114] 通过设置高压脱丙烷塔1001和低压脱丙烷塔1002，可以使得脱甲烷塔6内温度分布和冷剂匹配更为合理；与单个脱丙烷塔10相比，采用高压脱丙烷塔1001和低压脱丙烷塔1002的总负荷更低，高压脱丙烷塔1001的塔顶不需要液相出料，且低压脱丙烷塔1002的塔底再沸器内低压蒸汽用量明显减少，可在一定程度上节省能耗；此外，采用高压脱丙烷塔
1001和低压脱丙烷塔1002组合，还可减少C4及C4以上不饱和烃(如丁二烯)在脱丙烷塔10内生成
聚合物、
结垢堵塞塔板，导致分离效率降低、分离负荷增大的问题，从而可延长装置运行周期。
[0115] 基于高压脱丙烷塔1001和低压脱丙烷塔1002，本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置还包括：换热器23。
[0116] 其中，高压脱丙烷塔1001的塔底出口经过换热器23与低压脱丙烷塔1002的进口连通；低压脱丙烷塔1002的塔顶出口通过换热器23与高压脱丙烷塔1001的进口连通，如图2所示。
[0117] 通过设置换热器23，可以使得高压脱丙烷塔1001的塔底热物流与低压脱丙烷塔1002的塔顶冷物流相互换热，以满足各自塔内的工艺要求。
[0118] 对于丙烯精馏塔11而言，为了更好地分离丙烯与丙烷，丙烯精馏塔11包括第一丙烯精馏塔1101和第二丙烯精馏塔1102。
[0119] 其中，高压脱丙烷塔1001的塔顶出口与第一丙烯精馏塔1101的进口连通，第一丙烯精馏塔1101的塔顶出口与丙烯收集器16连通；
[0120] 第一丙烯精馏塔1101的塔底出口与第二丙烯精馏塔1102的进口连通，第二丙烯精馏塔1102的塔底出口与丙烷收集器17连通；
[0121] 第二丙烯精馏塔1102的塔顶出口与第一丙烯精馏塔1101的进口连通，如图2所示。
[0122] 通过设置第一丙烯精馏塔1101和第二丙烯精馏塔1102，经过两次精馏后，可以提高丙烯的回收率。
[0123] 可以理解的是，第二丙烯精馏塔1102的塔底得到的丙烷可以送出到丙烷回收期17中，也可以送入到溶剂回收塔7中，以补充吸收剂的损失。
[0124] 为了更好地实现甲烷的脱除，本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置还包括：压缩机四段24，压缩机四段24设置在脱乙烷塔5与脱甲烷塔6之间，如图2所示。
[0125] 从脱乙烷塔5的塔顶出口流出的C2及C2以下的组分可以经过压缩机四段24的压缩后，再进入到脱甲烷塔6中进行进一步地脱甲烷处理。
[0126] 为了更好地分离乙烯和乙烷，由于乙炔转化器8中通过加氢处理进行转化，提高乙烯的回收率，本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离装置还包括：第二气相干燥器25；
[0127] 第二气相干燥器25设置在乙炔转化器8与乙烯精馏塔9之间，如图2所示。
[0128] 通过第二气相干燥器25，可以去除经过乙炔转化器8转化后的产物水。
[0129] 为了进一步地降低装置能耗，在本发明实施例中，乙烯精馏塔9内设置有中沸器(在图中未显示)和再沸器(在图中未显示)。
[0130] 其中，中沸器设置在乙烯精馏塔9内从塔顶到塔底的第80-110层理论塔板处，再沸器设置在乙烯精馏塔9的塔底。
[0131] 通过在中沸器和再沸器中采用丙烯冷剂供热，可有效回收余热，减少丙烯冷剂用量，降低丙烯
制冷压缩机功耗，进一步实现装置能耗的降低。
[0132] 为了更便利的收集乙烯，乙烯精馏塔9从塔顶到塔底的第2-10层理论塔板上设置有侧线，侧线与乙烯收集器14连通，可以实现对乙烯的收集。
[0133] 第二方面，本发明实施例还提供了一种甲醇制烯烃气体的分离方法，其方法流程图如图3所示，该方法包括：
[0134] 步骤301：对甲醇制烯烃反应器20的反应产物进行预处理后送入到分离器2中进行气液分离，得到气相产物和凝液产物。
[0135] 具体地，对于甲醇制烯烃反应器20的反应产物的预处理主要是将反应产物送入到急冷塔101和甲醇回收塔103中进行热量的回收和甲醇的回收，然后经过压缩机一段104和压缩机二段105压缩后，送至水洗塔106脱除氧化物杂质，随后经过压缩机三段107的压缩后送至碱洗塔108中脱除酸性气体。
[0136] 其中，分离器2为气液水三相分离器，在分离器2中可以对三相进行分离。
[0137] 步骤302：将凝液产物和气相产物分别送入到凝液干燥器3和第一气相干燥器4中进行干燥后，再送入到脱乙烷塔5中，得到塔顶的C2及C2以下的组分和塔底的C3及C3以上的组分。
[0138] 具体地，在压
力和温度的设置上，脱乙烷塔5的塔顶表压为1.6-2.2MPa，塔顶温度为-30--39℃，优选地，脱乙烷塔5的塔顶表压为1.6-2MPa，塔顶温度为-30--38℃，以便于分离C2及C2以下的组分和C3及C3以上的组分。
[0139] 步骤303：将塔顶的C2及C2以下的组分和吸收剂送入到脱甲烷塔6中，得到塔顶的燃料气和塔底的C2组分与吸收剂的混合物。
[0140] 具体地，在压力和温度的设置上，脱甲烷塔6的塔顶表压为2.5-3.5MPa，塔顶温度为-30--39℃，优选地，脱甲烷塔6的塔顶表压为2.6-3.2MPa，塔顶温度为-30--38℃。
[0141] 通过在塔顶加入-30--38℃的丙烷吸收剂，利用气液平衡原理吸收乙烯。
[0142] 步骤304：将塔底的C2组分与吸收剂的混合物送入到溶剂回收塔7中，得到塔顶的C2组分和塔底的吸收剂，并将塔底的吸收剂再次送回到脱甲烷塔6中。
[0143] 具体地，在压力和温度的设置上，溶剂回收塔7的塔顶表压为2.0-3.0MPa，塔顶温度为-10--30℃，优选地，塔顶表压为2.2-2.8MPa，塔顶温度为-16--26℃，塔底回收的吸收剂物流冷却至-30--38℃后全部返回至脱甲烷塔6的塔顶。
[0144] 步骤305：将塔顶的C2组分送入到乙炔转化器8中进行转化后，再送入到乙烯精馏塔9中，得到塔顶的乙烯和塔底的乙烷。
[0145] 具体地，塔顶的C2组分物流经乙炔转化器8加氢处理后，送至乙烯精馏塔9，进行乙烯和乙烷的分离。
[0146] 在压力和温度的设置上，乙烯精馏塔9的塔顶表压为1.0-2.0MPa，塔顶温度为-30--39℃，优选地，塔顶表压为1.2-1.8MPa，塔顶温度为-30--38℃。
[0147] 在结构设置上，在从塔顶倒塔底的第2-10层理论塔板处通过侧线采出聚合级乙烯产品，塔底乙烷物流作为乙烷产品或送至燃料气系统；乙烯精馏塔9在从塔顶向塔底数的第80-110层理论塔板处安装中沸器，中沸器所在
位置物流温度为-26--35℃，采用-24℃冷剂供热；乙烯精馏塔9底部再沸器采用7℃冷剂供热。
[0148] 步骤306：将塔底的C3及C3以上的组分的送入到脱丙烷塔10中，得到塔顶的C3组分和塔底的C4及C4以上的组分。
[0149] 具体地，由于脱丙烷塔10包括高压脱丙烷塔1001和低压脱丙烷塔1002，因而，在压力和温度的设置上，高压脱丙烷塔1001的塔顶表压为1.8-2.3MPa，塔顶温度为40-80℃，优选地，塔顶压力为1.8-2.2MPa，塔顶温度为40-60℃；低压脱丙烷塔1002的塔顶压力为0.5-1.0MPa，塔顶温度为8-30℃，优选地，塔顶压力为0.6-0.9MPa，塔顶温度为10-20℃。
[0150] 其中，高压脱丙烷塔1001的塔底物流与低压脱丙烷塔1002的塔顶物流通过换热器23进行换热，换热后的物流送至低压脱丙烷塔1002从塔顶到塔底的第2-12层理论塔板，优选为第3-10层理论塔板。
[0151] 步骤307：将塔顶的C3组分送入到丙烯精馏塔11中，得到塔顶的丙烯和塔底的丙烷。
[0152] 具体地，由于丙烯精馏塔11包括第一丙烯精馏塔1101和第二丙烯精馏塔1102，在压力和温度的设置上，第二丙烯精馏塔1002的塔顶表压为1.5-2.0MPa，塔顶温度为40-50℃，塔顶液相采出聚合级丙烯，塔底物流送至第一丙烯精馏塔1101。第一丙烯精馏塔1101塔顶物流返回至第二丙烯精馏塔1102，塔底丙烷物流送出装置或补充溶剂回收塔7的吸收剂损失。
[0153] 步骤308：将塔底的C4级C4以上的组分送入到脱丁烷塔12中，得到塔顶的C4组分和塔底的C5及C5以上的组分。
[0154] 具体地，在压力和温度的设置上，脱丁烷塔12塔顶表压为0.1-0.6MPa，塔顶温度为40-50℃，塔顶液相的混合的C4组分送出装置或进后续C4裂解单元，塔底混合C5及C5以上组分送出装置。
[0155] 经过验证可知，采用本发明方法可实现在不增加设备投资的前提下，与现在通用的MTO烯烃分离技术(主要是中冷油吸收方式脱甲烷)相比，综合能耗降低3～5％。
[0156] 采用本发明得到的乙烯产品符合国标GB/T 7715—2014，丙烯产品符合国标GB/T 7716—2014，乙烯、丙烯回收率都可大于99.6％。
[0157] 本发明实施例的甲醇制烯烃气体的分离方法通过对甲醇制烯烃反应器20的反应产物进行预处理后送入到分离器2中进行气液分离，得到气相产物和凝液产物；将凝液产物和气相产物分别送入到凝液干燥器3和第一气相干燥器4中进行干燥后，再送入到脱乙烷塔5中，得到塔顶的C2及C2以下的组分和塔底的C3及C3以上的组分；将塔顶的C2及C2以下的组分和吸收剂送入到脱甲烷塔6中，得到塔顶的燃料气和塔底的C2组分与吸收剂的混合物；将塔底的C2组分与吸收剂的混合物送入到溶剂回收塔7中，得到塔顶的C2组分和塔底的吸收剂，并将塔底的吸收剂再次送回到脱甲烷塔6中；将塔顶的C2组分送入到乙炔转化器8中进行转化后，再送入到乙烯精馏塔9中，得到塔顶的乙烯和塔底的乙烷；将塔底的C3及C3以上的组分的送入到脱丙烷塔10中，得到塔顶的C3组分和塔底的C4及C4以上的组分；将塔顶的C3组分送入到丙烯精馏塔11中，得到塔顶的丙烯和塔底的丙烷；将塔底的C4级C4以上的组分送入到脱丁烷塔12中，得到塔顶的C4组分和塔底的C5及C5以上的组分，实现了甲醇制烯烃气体的分离，同时将在脱甲烷塔6中使用的吸收剂的循环回路变为脱甲烷塔6-溶剂回收塔7-脱甲烷塔6，缩短了循环回路，且不涉及到脱乙烷塔5及丙烯精馏塔11，可以有效地减小脱乙烷塔5和丙烯精馏塔11的负荷、能耗及设备投资，提高装置的稳定性。
[0158] 以上所述仅是为了便于本领域的技术人员理解本发明的技术方案，并不用以限制本发明。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何
修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
