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一种甲醇制烯 烃(MTO)反再工艺及产物的分离方法

阅读：3发布：2020-05-11

专利汇可以提供一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺及产物的分离方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及一种甲醇制烯烃 (MTO)反再工艺及产物的分离方法。在甲醇制烯烃反再工艺中的三段压缩升压中降低了压力值，通过与温度的配合同样除去了部分未反应的甲醇和二甲醚等杂质。在产物的分离中，脱甲烷塔温度高于现有技术，通过适当增加压力，同样有效的分离了甲烷、氢等组分，并实现了乙烯和丙烯的有效回收。本发明的分离工艺温度相对较高，因此使用的冷剂温度要高于其他的乙烯冷剂、丙烷冷剂，节省了能耗。，下面是一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺及产物的分离方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺，其特征在于：包括下述步骤：
(1)甲醇通过流化床反应器与催化剂反应，反应气进入旋风分离器进一步分离；反应器中的温度为400-600℃，优选420-500℃，特别优选450-480℃；反应压力为0.1-0.5MPa，优选
0.15-0.4MPa，特别优选0.2-0.3MPa；催化剂循环量与甲醇的进量比为3-40:1，优选5-30:1，特别优选8-20:1；反应器内的空塔速度为0.2-2.0m/s，优选0.4-1.6m/s，特别优选0.5-
1.2m/s；
(2)反应器中的待生催化剂进入再生器进行再生，再生器的温度为550-750℃，优选
560-700℃，特别优选590-660℃；再生器压力为0.05-0.25MPa，优选0.08-0.20MPa，特别优选0.10-0.18MPa；再生器内的空塔速率为0.1-1.0m/s，优选0.2-0.8m/s，特别优选0.3-
0.6m/s；
(3)从旋风分离器顶部出来的产品气经与催化剂分离、冷却后进入急冷塔；
(4)从急冷塔出来的产品气在产品气分离塔内进一步冷却，经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压，升压后产品气的压力为1.8-
2.0MPa、温度为40-45℃；
(5)升压后的产品气进入DME 汽提塔进料分离罐分离，分离后的气相进入氧化物吸收塔脱除氧化物，之后产品气经碱洗、冷却、干燥后得到甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物。
2.权利要求1所述的工艺，进一步的特征在于：步骤(4)中三段压缩升压：第一段压缩后压力由0.1-0.2MPa提升到0.35-0.45MPa，将产品气温度冷却至40-45℃；气相进行第二段压缩，产品气压力由0.3-0.4MPa压缩到0.8-0.9MPa，将产品气温度冷却至40-45℃，气相进行第三段压缩，产品气压力由0.8-0.9MPa压缩到1.8-2.0MPa，将产品气温度冷却至40-45℃。
3.权利要求1所述的工艺，进一步的特征在于：步骤(5)中氧化物吸收塔塔顶操作压力为0.5-2.5MPa，优选0.8-2.1MPa，特别优选1.1-1.9MPa；塔底温度为80-220℃，优选90-200℃，特别优选100-180℃。
4.一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物的分离方法，包括下述步骤：
(1)将权利要求1-4任一项所述的甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物进入高压脱丙烷塔；
(2)高压脱丙烷塔的操作压力为2.1-2.5MPa，优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为5-10℃，优选6-9℃，特别优选7-9℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选90-100℃，理论塔板数为25-80块，经高压脱丙烷塔分离后的气相进入脱甲烷塔；
(3)脱甲烷塔的操作压力为2.0-2.5MPa，优选2.1-2.4Pa，特别优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为-19～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-16～-14℃，理论塔板数为30-60块，脱甲烷塔底的物料送至脱乙烷塔；
(4)脱乙烷塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选1.8-2.5MPa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块，脱乙烷塔顶部气体与氢气混合进料至乙炔加氢反应器，反应后的气体被送至乙烯塔进行乙烷和乙烯的分离；脱乙烷塔底部物料至丙烯塔进行丙烯和丙烷的分离。
5.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：乙烯塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选
1.8-2.5Pa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块。
6.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：丙烯塔的操作压力为1.5-2.0MPa，优选
1.6-1.9Pa，特别优选1.7-1.8MPa，塔顶温度为40-50℃，优选42～48℃，特别优选44～45℃，理论塔板数为100-140块，进料口设置在60-90块理论塔板处。
7.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：高压脱丙塔塔底的物料进入低压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的操作压力为0.4-0.8MPa，优选0.5-0.7Pa，特别优选0.6MPa，塔顶温度为
15-30℃，优选16-25℃，特别优选18-22℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选
90-100℃，理论塔板数为25-80块；低压脱丙烷塔底部物料送至脱丁烷塔。
8.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：脱丁烷塔的操作压力为0.2-0.6MPa，优选0.3-0.5Pa，特别优选0.4MPa，塔顶温度为15-40℃，优选18-30℃，特别优选20-25℃，塔釜温度为60-120℃，优选70-110℃，特别优选80-100℃。
9.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：分离中的冷量由7℃、-19℃、-38℃级别的冷剂来提供。
10.权利要求4所述的方法，进一步的特征在于：从脱甲烷塔27层塔盘抽出一股物料经冷却后送回至22层塔盘和28层塔盘；或者
脱甲烷塔顶富含甲烷和一些丙烷的尾气进入冷箱，经冷箱冷却后的混合物料在脱甲烷塔顶分离罐进行分离；或者
脱乙烷塔塔底组分别利用7℃和-38℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送至脱甲烷塔10层塔盘以回收更多的乙烯。

说明书全文

一种甲醇制烯 烃(MTO)反再工艺及产物的分离方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺及产物的分离方法，具体是一种从甲醇制烯烃反再工艺的产物中分离出聚合级乙烯和丙烯的分离方法。

背景技术

[0002] 甲醇制烯烃(MTO)是采用SAPO-n系列催化剂(如，磷酸硅铝分子筛)利用甲醇制备烯烃，其反应产物组成主要有乙烯、乙烷、乙炔、丙烯、丙烷、丙炔、甲醇、二甲醚、氢气、氮气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳等。如何将反应产物进行分离得到乙烯和丙烯是分离工艺的核心技术。

[0003] 现有的分离工艺一般分为四个单元：压缩单元、脱除杂质单元、冷分离单元和热分离单元。压缩单元是将产品气提高至后续工艺所需压力。脱除杂质单元是脱除产品气中未反应原理、中间产物如二甲醚等。冷分离单元是在0℃以下的温度区间脱除甲烷、乙烷和乙烯进行精制等过程。热分离工艺是在0℃以上的温度区间脱除丙烷、丙烯进行精制等过程。

[0004] 冷分离单元需要使用冷剂在低温进行分离，但目前的冷分离单元的能耗较高。

[0005] 专利申请CN200810201217.3公开了一种MTO/MTP反应产物的分离方法，其使用乙烯作为冷剂，需要-100℃的乙烯冷冻压缩机，提高了设备的投资且增加了能耗。

[0006] 专利申请CN201810096069.7公开了一种MTO产品混合气的分离方法，其中需要使用7℃、-24℃和-40℃温度等级的丙烷作为冷剂。

[0007] 上述专利文献中公开的方法在冷分离单元中需要使用较低温度的冷剂，且冷分离单元的工作温度较低；另外，现有分离工艺的工作压力与温度匹配不够充分，从而导致整个设备的能耗较高。如何在保证分离效果的基础上降低能耗是目前需要解决的问题。

发明内容

[0008] 本发明的目的是提供一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺。

[0009] 本发明的另一个目的是提供一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物的分离方法，通过各分离单元互相配合，能够在保证分离效果的基础上降低系统能耗。

[0010] 为了实现上述目的，本发明提供了一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺，包括下述步骤：

[0011] (1)甲醇通过流化床反应器与催化剂反应，反应气进入旋风分离器进一步分离；反应器中的温度为400-600℃，优选420-500℃，特别优选450-480℃；反应压力为0.1-0.5MPa，优选0.15-0.4MPa，特别优选0.2-0.3MPa；催化剂循环量与甲醇的进量比为3-40:1，优选5-30:1，特别优选8-20:1；反应器内的空塔速度为0.2-2.0m/s，优选0.4-1.6m/s，特别优选
0.5-1.2m/s；

[0012] (2)反应器中的待生催化剂进入再生器进行再生，再生器的温度为550-750℃，优选560-700℃，特别优选590-660℃；再生器压力为0.05-0.25MPa，优选0.08-0.20MPa，特别优选0.10-0.18MPa；再生器内的空塔速率为0.1-1.0m/s，优选0.2-0.8m/s，特别优选0.3-0.6m/s；

[0013] (3)从旋风分离器顶部出来的产品气经与催化剂分离、冷却后进入急冷塔；

[0014] (4)从急冷塔出来的产品气在产品气分离塔内进一步冷却，经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压，升压后产品气的压力为1.8-2.0MPa、温度为40-45℃；

[0015] (5)升压后的产品气进入DME 汽提塔进料分离罐分离，分离后的气相进入氧化物吸收塔脱除氧化物，之后产品气经碱洗、冷却、干燥后得到甲醇制烯烃反再工艺产物。

[0016] 进一步的特征在于：步骤(2)中再生后催化剂上的炭含量低于0.2重量％，优选低于0.1重量％，特别优选低于0.05重量％；

[0017] 进一步的特征在于：步骤(4)中三段压缩升压：第一段压缩后压力由0.1-0.2MPa提升到0.35-0.45MPa，将产品气温度冷却至40-45℃；气相进行第二段压缩，产品气压力由0.3-0.4MPa压缩到0.8-0.9MPa，将产品气温度冷却至40-45℃，气相进行第三段压缩，产品气压力由0.8-0.9MPa压缩到1.8-2.0MPa，将产品气温度冷却至40-45℃。

[0018] 进一步的特征在于：步骤(5)中氧化物吸收塔塔顶操作压力为0.5-2.5MPa，优选0.8-2.1MPa，特别优选1.1-1.9MPa；塔底温度为80-220℃，优选90-200℃，特别优选100-180℃。

[0019] 本发明还提供了一种甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物的分离方法，包括下述步骤：

[0020] (1)甲醇制烯烃(MTO)反再工艺产物进入高压脱丙烷塔；

[0021] (2)高压脱丙烷塔的操作压力为2.1-2.5MPa，优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为5-10℃，优选6-9℃，特别优选7-9℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选90-100℃，理论塔板数为25-80块，经高压脱丙烷塔分离后的气相进入脱甲烷塔；

[0022] (3)脱甲烷塔的操作压力为2.0-2.5MPa，优选2.1-2.4Pa，特别优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为-19～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-16～-14℃，理论塔板数为30-60块，脱甲烷塔底的物料送至脱乙烷塔；

[0023] (4)脱乙烷塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选1.8-2.5MPa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块，脱乙烷塔顶部气体与氢气混合进料至乙炔加氢反应器，反应后的气体被送至乙烯塔进行乙烷和乙烯的分离；脱乙烷塔底部物料至丙烯塔进行丙烯和丙烷的分离。

[0024] 进一步的特征在于：乙烯塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选1.8-2.5Pa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块。

[0025] 进一步的特征在于：丙烯塔的操作压力为1.5-2.0MPa，优选1.6-1.9Pa，特别优选1.7-1.8MPa，塔顶温度为40-50℃，优选42～48℃，特别优选44～45℃，理论塔板数为100-
140块，进料口设置在60-90块理论塔板处。

[0026] 进一步的特征在于：高压脱丙塔塔底的物料进入低压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的操作压力为0.4-0.8MPa，优选0.5-0.7Pa，特别优选0.6MPa，塔顶温度为15-30℃，优选16-25℃，特别优选18-22℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选90-100℃，理论塔板数为25-80块；低压脱丙烷塔底部物料送至脱丁烷塔。

[0027] 进一步的特征在于：脱丁烷塔的操作压力为0.2-0.6MPa，优选0.3-0.5Pa，特别优选0.4MPa，塔顶温度为15-40℃，优选18-30℃，特别优选20-25℃，塔釜温度为60-120℃，优选70-110℃，特别优选80-100℃。

[0028] 进一步的特征在于：分离中的冷量由7℃、-19℃、-38℃级别的冷剂来提供。

[0029] 进一步的特征在于：从脱甲烷塔27层塔盘抽出一股物料经冷却后送回至22层塔盘和28层塔盘。

[0030] 进一步的特征在于：脱甲烷塔顶富含甲烷和一些丙烷的尾气进入冷箱，经冷箱冷却后的混合物料在脱甲烷塔顶分离罐进行分离。

[0031] 进一步的特征在于：脱乙烷塔塔底组分别利用7℃和-38℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送至脱甲烷塔10层塔盘以回收更多的乙烯。

[0032] 与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

[0033] (1)本发明的烯烃回收率达到99.5％以上，乙烯的纯度为99.6％以上，丙烯的纯度为99.6％以上。

[0034] (2)本发明在三段压缩升压中降低了压力值，通过与温度的配合同样除去了部分未反应的甲醇和二甲醚等杂质。

[0035] (3)本发明脱甲烷塔温度高于现有技术，通过适当增加压力，同样有效的分离了甲烷、氢等组分，并通过如下工艺实现了乙烯和丙烯的有效回收：脱甲烷塔中物料返回处理，脱甲烷塔的尾气进入冷箱进一步回收、分离，脱乙烷物料返回脱甲烷塔进一步回收。

[0036] (4)由于本发明的分离工艺温度相对较高，因此使用的冷剂温度要高于其他的乙烯冷剂、丙烷冷剂，节省了能耗。

具体实施方式

[0037] 以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

[0038] 在本文中所披露的范围的端点和任何数值都不限于改精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

[0039] 甲醇进料及反应系统

[0040] 原料甲醇通过进料分布器进行降压与均匀分布后进入反应器下部快速流化床与催化剂接触进行反应并一起上升，反应产物通过快分初步与催化剂分离，催化剂进入二密床,反应产物再进入旋风分离器进一步分离。反应器中的温度为400-600℃，优选420-500℃，特别优选450-480℃；反应压力为0.1-0.5MPa，优选0.15-0.4MPa，特别优选0.2-0.3MPa；催化剂循环量与甲醇的进量比为3-40:1，优选5-30:1，特别优选8-20:1；反应器内的空塔速度为0.2-2.0m/s，优选0.4-1.6m/s，特别优选0.5-1.2m/s。

[0041] 再生系统

[0042] 反应器密相床的部分待生催化剂需要进入再生器进行催化剂的再生，来自反应器的待生催化剂由提升风机送来的空气提升，进入再生器，提升风流速要使提升管中具有足够高的流速，从而使催化剂始终处于输送状态。再生器的温度为550-750℃，优选560-700℃，特别优选590-660℃；再生器压力为0.05-0.25MPa，优选0.08-0.20MPa，特别优选0.10-0.18MPa；再生器内的空塔速率为0.1-1.0m/s，优选0.2-0.8m/s，特别优选0.3-0.6m/s。再生后催化剂上的炭含量低于0.2重量％，优选低于0.1重量％，特别优选低于0.05重量％。

[0043] 再生器顶部烟气进入立式烟气冷却器，冷却后进入烟气过滤器过滤后，进入烟气后冷器，通过烟气滑阀，降压孔板室降压后进入烟气排放烟囱排大气。再生器烟气含有少量的催化剂细粉，有时会覆在换热管表面，从而降低传热系数。利用除垢罐注入磨料，可对换热管进行在线清理。

[0044] 从旋风分离器顶部出来的产品气进入反应器缓冲罐，进一步将产品气与催化剂分离，分离后的产品气从反应器缓冲罐顶部出来，催化剂再次回收到反应器缓冲罐闭锁料斗，送入反应器重新利用。产品气进入产品气冷却器的管程，产品气中含有少量的催化剂细粉，会覆在换热管表面，从而降低传热系数，通过产品气冷却器除垢罐注入的新鲜催化剂，可对产品气冷却器进行在线清理，从产品气冷却器出来的产品气冷却至进入急冷塔。

[0045] 急冷塔工艺流程及控制

[0046] 经过热量回收后，含乙烯、丙烯的产品气进入急冷塔下部，产品气从塔釜自由上升至塔顶，急冷塔釜自身循环洗涤产品气中携带的少量催化剂。液体循环回流分成五个不同的区。急冷塔没有任何撤热设备，水在塔五个区内循环，通过水的汽化来冷却产品气。各区中进行不同的操作：1)在底部循环回路(二股)，催化剂细粉得到捕集，然后送去回收。2)在底部利用7个特殊喷嘴洗涤使催化剂细粉得到捕集。3)在中部碱液循环回路，进行有机酸的中和。4)在顶部进行最终洗涤(脱除所有携带的碱液)以及进一步冷却。

[0047] 产品气分离塔工艺流程及控制

[0048] 产品气分离塔作用：1)进一步冷却产品气。2)回收来自产品气中的水和氧化物(绝大部分)。3)对急冷水热量回收，多余低等级的热量用空冷器和循环水带走。

[0049] 从急冷塔出来的气体在产品气分离塔内进一步冷却，来自MTO反应器的水几乎全部由产品气分离塔回收。急冷塔顶部来的产品气进入产品气分离塔釜部。从塔釜部和顶部撤热。

[0050] 产品气压缩机

[0051] 经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压，第一段压缩后压力由0.1-0.2MPa提升到0.35-0.45MPa，将产品气温度冷却至40-45℃；气相进行第二段压缩，产品气压力由0.3-0.4MPa压缩到0.8-0.9MPa，将产品气温度冷却至40-45℃，气相进行第三段压缩，产品气压力由0.8-0.9MPa压缩到1.8-2.0MPa，将产品气温度冷却至40-45℃，从顶部进入DME汽提塔进料分离罐。

[0052] DME汽提塔进料分离罐

[0053] DME汽提塔进料分离罐的气相从顶部出来进入氧化物吸收塔下部，产品气从氧化物吸收塔塔顶出来进入碱洗塔。氧化物吸收塔塔顶操作压力为0.5-2.5MPa，优选0.8-2.1MPa，特别优选1.1-1.9MPa；塔底温度为80-220℃，优选90-200℃，特别优选100-180℃。

[0054] 从碱洗塔顶部出来的产品气进入干燥器进料激冷器进行冷却，被冷却的产品气进入干燥器进料分离罐，分离罐气相从罐顶出来从顶部进入气相干燥器，干燥完的产品气从底部出来，进入产品气过滤器，过滤完后送往高压脱丙烷塔；分离罐液相从底部出来，从底部进入液相产品干燥器；干燥完的产品液从顶部出来后进入液相产品过滤器，过滤后送往高压脱丙烷塔。

[0055] 高压脱丙烷塔

[0056] 高压脱丙烷塔和低压脱丙烷塔的作用是将进料中的C4以及更重的组分脱除，为了减少换热器结垢，在正常操作压力和产品质量合格的情况下，尽可能使高压脱丙烷塔再沸器温度保持最低。

[0057] 通过高压脱丙烷塔的操作将C4以及更重的组分与顶部部分C3及轻物流分离开来。高压脱丙烷塔顶部包含有一个除沫器并且有足够的分离高度以消除雾沫夹带，防止产品气压缩机四段带液，通过防喘振阀控制产品气压缩机四段压缩均匀进气。

[0058] 高压脱丙烷塔顶部气相在产品气压缩机四段被压缩，压缩机出口物料首先在高压脱丙烷塔1#冷凝器利用循环水冷却至35-45℃，优选38-42℃，特别优选40℃；然后在高压脱丙烷塔2#冷凝器与7℃丙烯冷剂换热冷却至9-11℃，优选9.5-10.5℃，特别优选10.2℃。冷凝后的气/液物流在高压脱丙烷塔回流罐进行部分分离，液相自压回流至高压脱丙烷塔，剩余气相连带残留的液体流向脱甲烷塔进料流程，依次经过乙烯塔1#再沸器和脱甲烷塔进料激冷器冷却至-16℃后进入脱甲烷塔。

[0059] 高压脱丙烷塔的操作压力为2.1-2.5MPa，优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为5-10℃，优选6-9℃，特别优选7-9℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选90-100℃，理论塔板数为25-80块。

[0060] 低压脱丙烷塔和脱丁烷塔

[0061] 高压脱丙烷塔底产品进入低压脱丙烷塔。低压脱丙烷塔将C3/C4组分彻底分离开，在混合C4产品中C3组分指标必须满足要求。

[0062] 低压脱丙烷塔顶部气相在低压脱丙烷塔冷凝器中用7℃丙烯冷剂冷凝下来，送入低压脱丙烷塔回流罐。低压脱丙烷塔回流罐顶部的不凝气体送至产品气压缩机一段入口分液罐回收利用。一部分冷凝液用作低压脱丙烷塔的回流，剩余的液相送至高压脱丙烷塔补充回流。用低压脱丙烷顶部纯净的产品作为高压脱丙烷塔的回流可减少经过产品气压缩机四段的循环量，从而降低压缩机的能耗。低压脱丙烷塔底部物料大部分为C4、C5组分和少量C6+，送至脱丁烷塔进一步分离。

[0063] 低压脱丙烷塔的操作压力为0.4-0.8MPa，优选0.5-0.7Pa，特别优选0.6MPa，塔顶温度为15-30℃，优选16-25℃，特别优选18-22℃，塔釜温度为70-130℃，优选80-110℃，特别优选90-100℃，理论塔板数为25-80块。

[0064] 脱丁烷塔顶部分离出混合C4产品，在塔底分离出C5+产品。脱丁烷塔有两股进料，一股进料来自低压脱丙烷塔底物料，另一股进料来自水洗塔顶物料。脱丁烷塔顶物料经4台脱丁烷塔空冷器冷凝后进入脱丁烷塔回流罐，部分冷凝液经脱丁烷塔回流泵抽出作为回流，剩余的液相经C4产品冷却器冷却至42℃后作为混合C4产品送至综合罐区。脱丁烷塔底物料经脱丁烷塔釜泵增压后经C5+产品冷却器冷却至42℃作为C5+产品送至综合罐区。

[0065] 脱丁烷塔的操作压力为0.2-0.6MPa，优选0.3-0.5Pa，特别优选0.4MPa，塔顶温度为15-40℃，优选18-30℃，特别优选20-25℃，塔釜温度为60-120℃，优选70-110℃，特别优选80-100℃。

[0066] 脱甲烷塔和冷箱

[0067] 高压脱丙烷塔回流罐的气液混合物在乙烯塔1#再沸器冷却到-8℃，再经脱甲烷塔进料激冷器逆流与-19℃丙烯冷剂进一步冷却到-16℃进入脱甲烷塔。在脱甲烷塔底部，甲烷及更轻组分被除去以满足乙烯产品中轻组分的含量指标。脱甲烷塔底部仅包含有C2、C3组分的物料送入脱乙烷塔。脱甲烷塔再沸器利用丙烯制冷压缩机出口气相丙烯和液相丙烯两种介质作热源。

[0068] 为了提高乙烯的回收率，从脱甲烷塔27层塔盘抽出一股物料经脱甲烷塔中间激冷器冷却后经脱甲烷塔中冷器泵送回至22层塔盘和28层塔盘。

[0069] 为了回收更多的丙烯，脱甲烷塔顶富含甲烷和一些丙烷的尾气进入冷箱，经冷箱冷却后的混合物料在脱甲烷塔顶分离罐进行分离。脱甲烷塔顶分离罐底富含丙烷的液体物料经冷箱进一步回收冷量后送回至高压脱丙烷塔。脱甲烷塔顶分离罐顶一部分气相与乙烷混合后在冷箱回收冷量后作为燃料气送出界区，残余的气相经冷箱换热后送至提升气缓冲罐作为反再反应装置的提升气。冷箱从各种物流中回收可用的冷量，冷量的回收通过冷却脱甲烷塔塔顶物料和过冷丙烯物流完成，可以减少制冷丙烯压缩机的轴功率。

[0070] 脱甲烷塔的操作压力为2.0-2.5MPa，优选2.1-2.4Pa，特别优选2.2-2.3MPa，塔顶温度为-38～-30℃，优选-37～-30℃，特别优选-36～-31℃，理论塔板数为30-60块。

[0071] 脱乙烷塔和碳二加氢反应器

[0072] 脱甲烷塔底含有C2组分(乙烯、乙烷)和C3组分(丙烯、丙烷)的物料送至脱乙烷塔。脱乙烷塔顶部气体与氢气混合进料一起送至碳二加氢反应器进出料换热器，利用碳二加氢反应器出口物料预热。预热后的气体在碳二加氢反应器进料加热器通过急冷水加热然后直接进入碳二加氢反应器。

[0073] 乙炔加氢反应是气相放热反应，反应物在碳二加氢反应器进出料换热器被进料冷却至-21.9℃，然后送至乙烯干燥器脱除微量水份。经过乙烯干燥器处理后，气体被送至乙烯塔进行乙烷和乙烯的分离。

[0074] 为了提高乙烯和丙烯的回收率，脱乙烷塔底C3组分经冲洗丙烷/冲洗C3组分1#激冷器和冲洗丙烷/冲洗C3组分2#激冷器分别利用7℃和-38℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送至脱甲烷塔10层塔盘以回收更多的乙烯；1#丙烯塔底的少量的丙烷也经冲洗丙烷/冲洗C3组分1#激冷器和冲洗丙烷/冲洗C3组分2#激冷器冷却后送至脱甲烷塔1层塔盘以回收更多的丙烯。冲洗丙烷/冲洗C3组分作为一种贫油可从轻组份中吸收乙烯和丙烯。

[0075] 脱乙烷塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选1.8-2.5Pa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块。

[0076] 乙烯塔

[0077] 自乙烯干燥器来的混合C2组分被送至乙烯塔，在乙烯塔顶部分离出乙烯产品，在底部分离出乙烷产品。顶部气相与乙烯球罐泡点气体一起在乙烯塔冷凝器与-38℃丙烯冷剂逆流换热冷凝后进入乙烯回流罐，罐顶不凝气通过手动控制循环至高压脱丙烷塔，罐底液相由乙烯回流泵送回至乙烯塔作为回流。聚合级乙烯产品从第8层塔盘抽出送至乙烯罐区。

[0078] 乙烯塔的操作压力为1.5-3.0MPa，优选1.8-2.5Pa，特别优选2.0-2.3MPa，塔顶温度为-20～-10℃，优选-18～-12℃，特别优选-15～-13℃，理论塔板数为25-100块。

[0079] 丙烯塔

[0080] 丙烯塔分为上下两段，自脱乙烷塔底的C3组分向1#丙烯塔进料，2#丙烯塔设计顶部可分离出丙烯产品，1#丙烯塔底部采出丙烷产品。2#丙烯塔底部C3通过1#丙烯塔回流泵输送至1#丙烯塔，2#丙烯塔顶部与丙烯球罐来的丙烯泡点气一起进入丙烯塔冷凝器，在丙烯塔冷凝器中大部分丙烯气相与冷却水逆流换热冷凝后进入丙烯塔回流罐。不凝气通过手动控制排放至高压脱丙烷塔回收丙烯。丙烯塔回流罐的液相丙烯经2#丙烯塔回流泵部分送回至丙烯塔作为回流，其余的作为丙烯产品通过丙烯产品冷却器用冷却水冷却，然后进入丙烯产品保护床脱除氧化物、杂质后送至丙烯罐区。

[0081] 丙烯塔的操作压力为1.5-2.0MPa，优选1.6-1.9Pa，特别优选1.7-1.8MPa，塔顶温度为40-50℃，优选42～48℃，特别优选44～45℃，理论塔板数为100-140块，进料口设置在60-90块理论塔板处。

[0082] 丙烯制冷系统

[0083] 本发明未设置乙烯制冷压缩机，冷量由丙烯压缩机做功分别生产7℃、-19℃、-38℃级别的冷剂来提供。7℃丙烯冷剂为高压脱丙烷塔2#冷凝器、低压脱丙烷塔冷凝器、冲洗丙烷/冲洗C3组分1#激冷器以及干燥器进料激冷器提供冷量。-19℃丙烯冷剂为脱甲烷塔进料激冷器提供冷量。-38℃丙烯冷剂分别为乙烯塔冷凝器、冲洗丙烷/冲洗C3组分2#冷却器以及脱乙烷塔开工冷凝器提供冷量。

[0084] 实施例1

[0085] 甲醇通过流化床反应器与催化剂ZSM-5反应，反应气进入旋风分离器进一步分离；反应器中的温度为410℃，反应压力为0.12MPa，催化剂循环量与甲醇的进量比为4:1，反应器内的空塔速度为0.3m/s；反应器中的待生催化剂进入再生器进行再生，再生器的温度为
557℃，再生器压力为0.07MPa，再生器内的空塔速率为0.17m/s；

[0086] 从旋风分离器顶部出来的产品气经与催化剂分离、冷却后进入急冷塔；从急冷塔出来的产品气在产品气分离塔内进一步冷却，经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压：第一段压缩后压力提升到0.36MPa，将产品气温度冷却至41℃；气相进行第二段压缩，产品气压力压缩到0.81MPa，将产品气温度冷却至41℃，气相进行第三段压缩，产品气压力压缩到1.8MPa，将产品气温度冷却至41℃；

[0087] 三段压缩升压后的产品气进入DME汽提塔进料分离罐分离，分离后的气相进入氧化物吸收塔脱除氧化物，氧化物吸收塔塔顶操作压力为0.6MPa；塔底温度为83℃；之后产品气经碱洗、冷却、干燥后得到甲醇制烯烃反再工艺产物，其组成(mol％)参见表1。

[0088] 实施例2

[0089] 甲醇通过流化床反应器与催化剂ZSM-5反应，反应气进入旋风分离器进一步分离；反应器中的温度为460℃；反应压力为0.25MPa；催化剂循环量与甲醇的进量比为15:1；反应器内的空塔速度为0.7m/s；反应器中的待生催化剂进入再生器进行再生，再生器的温度为
620℃；再生器压力为0.13MPa；再生器内的空塔速率为0.5m/s；

[0090] 从旋风分离器顶部出来的产品气经与催化剂分离、冷却后进入急冷塔；从急冷塔出来的产品气在产品气分离塔内进一步冷却，经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压:第一段压缩后压力提升到0.41MPa，将产品气温度冷却至43℃；气相进行第二段压缩，产品气压力压缩到0.84MPa，将产品气温度冷却至43℃，气相进行第三段压缩，产品气压力压缩到1.9MPa，将产品气温度冷却至43℃。

[0091] 三段压缩升压后的产品气进入DME汽提塔进料分离罐分离，分离后的气相进入氧化物吸收塔脱除氧化物，氧化物吸收塔塔顶操作压力为1.5MPa；塔底温度为130℃。之后产品气经碱洗、冷却、干燥后得到甲醇制烯烃反再工艺产物，其组成(mol％)参见表1。

[0092] 实施例3

[0093] 甲醇通过流化床反应器与催化剂ZSM-5反应，反应气进入旋风分离器进一步分离；反应器中的温度为490℃；反应压力为0.35MPa；催化剂循环量与甲醇的进量比为26:1；反应器内的空塔速度为1.8m/s；反应器中的待生催化剂进入再生器进行再生，再生器的温度为
690℃；再生器压力为0.21MPa；再生器内的空塔速率为0.7m/s；

[0094] 从旋风分离器顶部出来的产品气经与催化剂分离、冷却后进入急冷塔；从急冷塔出来的产品气在产品气分离塔内进一步冷却，经产品气分离塔脱除产品气中的水和氧化物后进入产品气压缩机进行三段压缩升压：第一段压缩后压力提升到0.44MPa，将产品气温度冷却至45℃；气相进行第二段压缩，产品气压力压缩到0.89MPa，将产品气温度冷却至45℃，气相进行第三段压缩，产品气压力压缩到2.0MPa，将产品气温度冷却至45℃。

[0095] 三段压缩升压后的产品气进入DME汽提塔进料分离罐分离，分离后的气相进入氧化物吸收塔脱除氧化物，氧化物吸收塔塔顶操作压力为2.0MPa；塔底温度为190℃；之后产品气经碱洗、冷却、干燥后得到甲醇制烯烃反再工艺产物，其组成(mol％)参见表1。

[0096] 表1甲醇制烯烃反再工艺产物组成

[0097] 实施例1 实施例2 实施例3
甲醇转化率％ 99.63 99.78 99.67
甲烷 2.12 1.87 2.06
乙烯 53.04 60.01 57.38
乙烷 4.16 2.11 3.26
丙烯 28.37 29.13 28.99
丙烷 1.23 0.46 1.01
C4 6.29 4.27 5.33
C5+ 4.73 2.11 1.91

[0098] 实施例4

[0099] 实施例2的甲醇制烯烃反再工艺产物进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔的操作压力为2.3MPa，塔顶温度为8℃，塔釜温度为95℃，理论塔板数为60块，经高压脱丙烷塔分离后的气相进入脱甲烷塔；高压脱丙塔塔底的物料进入低压脱丙烷塔，低压脱丙烷塔的操作压力为0.6MPa，塔顶温度为20℃，塔釜温度为96℃，理论塔板数为70块。低压脱丙烷塔底部物料送至脱丁烷塔，脱丁烷塔的操作压力为0.4MPa，塔顶温度为23℃，塔釜温度为90℃。

[0100] 脱甲烷塔的操作压力为2.3MPa，塔顶温度为-15℃，理论塔板数为50块，脱甲烷塔底的物料送至脱乙烷塔；从脱甲烷塔27层塔盘抽出一股物料经冷却后送回至22层塔盘和28层塔盘。脱甲烷塔顶富含甲烷和一些丙烷的尾气进入冷箱，经冷箱冷却后的混合物料在脱甲烷塔顶分离罐进行分离。

[0101] 脱乙烷塔的操作压力为2.1MPa，塔顶温度为-14℃，理论塔板数为70块，脱乙烷塔顶部气体与氢气混合进料至乙炔加氢反应器，反应后的气体被送至乙烯塔进行乙烷和乙烯的分离；乙烯塔的操作压力为2.2MPa，塔顶温度为-14℃，理论塔板数为70块。脱乙烷塔塔底组分别利用7℃和-38℃丙烯冷剂冷却至-35℃后送至脱甲烷塔10层塔盘以回收更多的乙烯。

[0102] 脱乙烷塔底部物料至丙烯塔进行丙烯和丙烷的分离，丙烯塔的操作压力为1.8MPa，塔顶温度为45℃，理论塔板数为120块，进料口设置在75块理论塔板处。

[0103] 分离中的冷量由7℃、-19℃、-38℃级别的冷剂来提供。

[0104] 乙烯回收率为99.78％，乙烯的纯度为99.7％，丙烯的回收率为99.89％，丙烯的纯度为99.8％。

[0105] 尽管已经相对于许多实施方案和实施例描述了本发明，但获益于本披露的本领域那些技术人员将理解的是可以设计出不偏离本文中披露的发明的范围和精神的其它实施方案。

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