本发明属于煤化工或天然气化工领域，具体涉及一种甲醇转化制丙烯反应产物的分离方法，提高丙烯的回收率，降低能耗，简化流程。
背景技术：
石油资源的紧缺将制约我国石油化工工业的发展，甲醇转化制烯烃技术，开辟了由煤或天然气生产基本有机化工原料的新工艺路线，实现了煤化工或天然气化工向石油化工延伸发展的有效途径。
进十年来，专利商对甲醇转化制烯烃的分离技术开发，主要集中在甲醇转化制烯烃(MTO)反应产物精制、压缩、分离等过程生产聚合级乙烯和丙烯产品，MTO反应产物与甲醇转化制丙烯(MTP)反应产物分布有相似之处，但具有特殊性，不能直接将MTO反应产物分离流程用于MTP反应产物分离。目前，MTP反应产物的分离流程主要有：Lurgi公司开发的MTP分离流程、CN1203033C、CN101381270B、CN102304009B等。
Lurgi公司MTP分离流程，反应器出口物流经冷却、急冷后，粗丙烯气经压缩后，经前脱乙烷，脱丙烷、脱丁烷、脱己烷和丙烯回收、乙烯回收，分离出聚合级丙烯、聚合级乙烯、燃料气、液化气、C4-C6烃类、汽油等，该方法采用深冷分离工艺，逐级分离混合物中各组分，分离流程长、能耗高。DME(二甲醚)脱除流程采用吸收法工艺，吸收DME的同时，也吸收丙烯，增加损失，需增加液液萃取单元，易造成乙烯丙烯产品中的甲醇含量不合格，将水分引入低温系统。
CN1203033C公开了一种用甲醇制备丙烯的方法，该方法提出了反应产物分离流程雏形方案，反应产物经预处理(包括急冷等)，在分离器将气体、液相烃和水分离，经前脱乙烷塔、脱丙塔、丙烯回收，部分烃返回反应器入口，增加丙烯收率。该方法公开不够充分。
CN101381270B公开了一种MTO/MTP反应混合物的分离方法，该方法包括以下步骤：(1)将反应器出口气体经过预处理后的烃凝液送入脱丙烷预分馏塔，该脱丙烷预分馏塔的塔顶产物包括轻质气体、碳二、碳三以及碳三以上馏分，塔釜产物为碳四及碳四以上馏分；(2)脱丙烷预分馏塔塔釜产品碳四及碳四以上馏分经处理返回反应器继续反应或直接送往脱丁烷塔进行碳四碳五馏分的切割， 塔顶产物继续压缩并脱除杂质后进入脱丙烷塔进行碳三碳四的切割；(3)脱丙烷塔塔釜为碳四及碳四以上馏分，经处理返回反应器继续反应或直接送往脱丁烷塔进行碳四碳五馏分的切割。该方法主要公开了为反应出口气体经过预处理后的烃凝液增设脱丙烷预分馏塔，提高乙烯、丙烯等产品的回收率，脱丙烷预分馏塔釜产品碳四及碳四以上馏分经处理返回反应器继续反应，该物流中含碳六以上烃类，对反应有不利的影响。
CN102304009B公开了一种MTP反应混合气分离方法及系统，将预急冷塔和急冷塔塔釜的急冷水分别加以处理；压缩II段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩III段，压缩三段得到的气烃和不含碳六以上重烃的液烃分别经气烃干燥、液烃聚凝和干燥后送至脱丙烷塔；在压缩段间设有凝液汽提塔分离压缩段间凝液，轻烃组分返回压缩II段出口，重烃组分送至脱丁烷塔精制处理；脱丙烷塔设在压缩III段和压缩IV段之间，且采用常规精馏；脱甲烷塔塔顶设微分冷凝器，回收自身冷量并减少乙烯损失率。该方法引入了预急冷流程，与Lurgi公司MTP分离流程比较，分离流程更长、能耗更高。
技术实现要素：
为了解决目前MTP反应产物分离流程复杂、能耗高、丙烯回收率受影响等问题，本发明提供了一种甲醇转化制丙烯反应产物的分离方法。
本发明提供的甲醇转化制丙烯反应产物的分离方法主要包括下述步骤：
1)MTP反应产物经预处理后，进入反应产物分离器，在反应产物分离器内分离为气相产物、液相产物和工艺水；气相产物经一段压缩冷却后进行初次气液分离，初次气液分离后得到初次气相产物和初次凝液，初次气相产物经二段压缩冷却后进行二次气液分离，二次气液分离后得到二次气相产物和二次凝液，二次气相产物经三段压缩冷却后进行三次气液分离，三次气液分离后得到三次气相产物和三次凝液，三次气相产物经四段压缩后作为气相进料从脱乙烷塔的中上部入塔；液相产物、初次凝液、二次凝液和三次凝液混合后作为液相进料从脱乙烷塔中下部入塔；工艺水分成两路，一路作为反应系统补水返回反应单元，另一路送至甲醇回收塔；
2)进入脱乙烷塔的气相进料和液相进料在塔内经分馏分离为脱乙烷塔顶气和C3+馏分；脱乙烷塔顶气经脱乙烷塔顶冷凝器部分冷凝，进入脱乙烷塔回流罐，在脱乙烷塔回流罐内进行气液分离，分离出的液相经升压后作为回流全部返回脱乙烷塔顶，分离出的气相进入脱乙烷塔回流罐顶分馏柱进行分馏，经脱乙烷 塔回流罐顶分馏柱分离出的液相返回回流罐，分离出的气相经进一步冷凝冷却后，进入脱乙烷塔深冷罐进行气液分离，经脱乙烷塔深冷罐分离出的富含乙烯气送至相应单元进行进一步处理，分离出的液相经升压后作为回流全部返回脱乙烷塔回流罐顶分馏柱顶；C3+馏分从脱乙烷塔底自压送至脱丙烷塔；
3)进入脱丙烷塔的C3+馏分在塔内经分馏分离为C3馏分和C4+馏分，C4+馏分从脱丙烷塔底送至脱已烷塔进行后续处理，C3馏分从脱丙烷塔顶送至丙烯精馏塔；
4)进入丙烯精馏塔的C3馏分在塔内经分馏得到聚合级丙烯。
脱丙烷塔、丙烯精馏塔和脱已烷塔采用常规操作，本领域专业人员可根据具体情况选用操作条件；丙烯精馏塔采用热泵流程或常规流程，塔顶获得聚合级丙烯产品，塔底产物丙烷馏分作为副产品送出装置；脱己烷塔塔顶产品为C4～C6馏分，一部分在流量控制下返回反应单元继续反应，为防止丁烷、戊烷和或已烷过度积累，另一部分压力控制下送出装置，塔底产品为C7+馏分，在塔底液位和流量的串级下控制下送出装置。
所述的预处理包括固定床脱酸和换热等。
所述的送至甲醇回收塔的工艺水流量为甲醇转化制丙烯反应过程中生成的水的流量的100～110％。
所述的进入脱乙烷塔的气相进料的压力为2.5～3.5MPa(g)。
所述的脱乙烷塔的操作压力为2.5～3.5MPa(g)，脱乙烷塔的塔顶操作温度为45～55℃，脱乙烷塔的塔底操作温度为95～125℃，脱乙烷塔回流罐操作温度为38～42℃；所述的脱乙烷塔回流罐顶分馏柱的理论塔板数为5～15块，经脱乙烷塔回流罐顶分馏柱分离出的气相在丙烯或丙烷作制冷剂的制冷系统的作用下进一步冷凝冷却至-30～-15℃。
本发明与现有技术相比具有以下有益效果：
1)只对甲醇转化制丙烯反应过程中生成的工艺水脱甲醇等杂质，保证净化水达标排放，同时回收甲醇。
2)采用本发明所述的方法，在脱乙烷塔回流罐顶设置分馏柱，脱乙烷塔回流罐顶气进入回流罐顶分馏柱分馏，分离出的气相经进一步冷凝冷却，降低了分馏柱顶气的温度，使脱乙烷塔深冷罐富含乙烯气中丙烯损失降低，提高丙烯的回收率。
3)在保证丙烯产品质量和回收率的前提下，采用带脱乙烷塔回流罐顶顶分 馏柱脱乙烷工艺，使得脱乙烷塔可采用低品位热源和冷源，脱乙烷塔不需在低温下操作，分馏系统节能显著。
4)对三次气相产物以及液相产物、初次凝液、二次凝液和三次凝液的混合液分别干燥，即对物流在压力较高、温度较低的操作条件下干燥，有利于保证物流的水含量在5ppm以下。
下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步的详细说明，但并不限制本发明的保护范围。
附图说明
图1为本发明一种甲醇转化制丙烯反应产物的分离方法流程示意图。
图中：1-MTP反应产物，2-预处理系统，3-反应产物分离器，4-返回水泵，5-反应系统补水，6-工艺水增压泵，7-压缩机一段，8-一段出口冷却器，9-初次分液罐，10-压缩机二段，11-二段出口冷却器，12-二次分液罐，13-压缩机三段，14-三段出口冷却器，15-三次分液罐，16-气相产物干燥系统，17-压缩机四段，18-液相产物聚结器，19-液相产物干燥系统，20-脱乙烷塔，21-脱乙烷塔顶冷凝器，22-脱乙烷塔回流罐，23-脱乙烷塔回流泵，24-脱乙烷塔回流罐顶分馏柱，25-脱乙烷塔顶制冷器，26-脱乙烷塔顶制冷系统，27-脱乙烷塔深冷罐，28-富含乙烯气，29-脱乙烷塔加压泵，30-脱丙烷塔，31-丙烯精馏塔，32-聚合级丙烯，33-丙烷馏分，34-脱己烷塔，35-C4～C6馏分，36-C7+馏分，37-甲醇回收塔，38-粗甲醇，39-净化水。
具体实施方式
如图1所示，MTP反应产物1经预处理系统2预处理后进入反应产物分离器3，在反应产物分离器3内分离为气相产物、液相产物和工艺水，气相产物送至压缩单元，经压缩机一段7压缩至0.15～0.25MPa(g)，温度为60～70℃，进入一段出口冷却器8冷却至38～42℃，经初次分液罐9气液分离，得到初次气相产物和初次凝液，初次气相产物经压缩机二段10压缩至0.5～0.80MPa(g)，温度为80～95℃，进入二段出口冷却器11冷却至38～42℃，经二次分液罐12气液分离，得到二次气相产物和二次凝液，二次气相产物经压缩机三段13压缩至1.0～1.5MPa(g)，温度为80～90℃，进入三段出口冷却器14冷却至38～42℃，经三次分液罐15气液分离，得到三次气相产物和三次凝液，三次气相产物进入气相产物干燥系统16，经干燥的气相水含量小于5ppm，干燥后的气相送至压缩机四段17压缩至至2.5～3.5MPa(g)、温度为65～80℃后作为气相进料从脱乙 烷塔20中上部送入塔内；液相产物与一次凝液、二次凝液及三次凝液混合后，经液相产物聚结器18和液相产物干燥系统19干燥后作为液相进料从脱乙烷塔20中下部送入塔内；工艺水分成两路，一路经返回水泵4升压作为反应系统补水5返回反应单元，另一路经工艺水增压泵6升压送至甲醇回收塔37，甲醇回收塔顶的粗甲醇38返回反应单元继续反应，甲醇回收塔底的净化水39送出装置。
进入脱乙烷塔20的气相进料和液相进料在塔内经分馏分离为脱乙烷塔顶气和C3+馏分；脱乙烷塔顶气经脱乙烷塔顶冷凝器21部分冷凝冷却至38～42℃，进入脱乙烷塔回流罐22，在脱乙烷塔回流罐22内进行气液分离，分离出的液相经脱乙烷塔回流泵23升压后在液位及流量串级控制下作为回流全部返回脱乙烷塔顶，分离出的气相进入脱乙烷塔回流罐顶分馏柱24进行分馏，经脱乙烷塔回流罐顶分馏柱24分离出的液相返回脱乙烷塔回流罐22，分离出的气相在丙烯或丙烷作为制冷剂的脱乙烷塔顶制冷系统26的作用下经脱乙烷塔顶制冷器25进一步冷凝冷却至-30～-15℃后，进入脱乙烷塔深冷罐27进行气液分离，经脱乙烷塔深冷罐27分离出的富含乙烯气28一部分在流量控制下返回反应单元继续反应，为防止甲烷过度积累，另一部分富含乙烯气在压力控制下作为燃料气送出装置，分离出的液相经脱乙烷塔加压泵29升压后在罐底液位及流量串级控制下作为回流全部返回脱乙烷塔回流罐顶分馏柱顶；C3+馏分从脱乙烷塔底自压送至脱丙烷塔30。
进入脱丙烷塔30的C3+馏分在塔内经分馏分离为C3馏分和C4+馏分；C4+馏分从脱丙烷塔底送至脱己烷塔34，经脱己烷塔分馏得到塔顶产品为C4～C6馏分35，一部分在流量控制下返回反应单元继续反应，为防止丁烷、戊烷和或已烷过度积累，另一部分在压力控制下送出装置，塔底产品为C7+馏分36，在塔底液位和流量的串级下控制下送出装置；C3馏分从脱丙烷塔顶送至丙烯精馏塔31。
进入丙烯精馏塔31的C3馏分在塔内经分馏得到塔顶产品聚合级丙烯32，塔底产物丙烷馏分33作为副产品送出装置。
本发明的方法中，所述C3+馏分是指C3～C9馏分，C4+馏分是指C4～C9馏分，C7+馏分是指C7～C9馏分。