[0052]从急冷塔顶部出来的气烃经压缩机一段进口分离罐后进入烃压缩机，烃压缩机共四段，一段出口气烃冷却至约50°C后进入一段出口分离罐，在一段出口分离罐内气烃去压缩机二段，分离罐下部液相分为上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回一段进口分离罐，最后返回急冷塔。二段出口气烃冷却至约50°C后进入二段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。三段出口气烃冷却至约50°C后进入三段出口分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层液烃增压后送至烃压缩机四段出口分离罐，下层水相返回急冷水塔。顶部气体先经水洗塔洗涤冷却到约40°C脱除醇类等有机氧化物，再经碱洗塔除去C02、H2S等酸性气体，然后进入压缩机四段。水洗塔底的水送至甲醇回收塔，回收其中的甲醇和二甲醚(DME)返回MTP反应器重新加以利用。甲醇回收塔塔底的工艺水，经冷却后大部分循环至水洗塔作为洗涤剂，其余作为工艺废水送污水处理系统。
[0053]压缩各段的液烃汇集至压缩机四段出口分离罐，该罐的液相部分经过低压蒸汽加热后送至脱丁烷塔，气相部分去往脱丙烷塔。
[0054]脱丁烷塔塔顶得到碳四组分，送至脱丙烷塔，塔底产物主要为碳五及以上组分，送至脱已烷塔进一步处理，脱丁烷塔操作压力为2.35MPa。
[0055]脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产，脱己烷塔操作压力为0.40MPa。
[0056]脱丙烷塔塔顶出料经过丙烯冷剂冷却后去往气态烃干燥器，干燥后去往脱乙烷塔，塔釜出料部分作为C4循环返回反应器，其余部分作为C4产品送往界区。脱丙烷塔操作压力为2.2OMPa。
[0057]脱乙烷塔顶和脱乙烷塔压缩机之间设置脱乙烷塔压缩机入口缓冲罐，该罐的目的在于保持脱乙烷塔压缩机的平稳运行且不让液滴夹带进入压缩机。塔顶出料经过脱乙烷塔压缩机增压至3.1Mpa后，用C3冷剂冷却送-37°C后送至脱乙烷塔压缩机出口分离罐。分离罐罐顶的气相甲烷氢进入油吸收塔，分离罐底的液相C2部分作为循环料返回MTP反应器，其余部分进入油吸收塔。脱乙烷塔塔釜出料去往丙烯塔。
[0058]丙烯塔中脱除DME，塔顶得到聚合级丙烯产品，纯度为99.6wt%,塔底丙烷少部分补充油吸收塔吸收溶剂，其余部分送往界区，丙烯塔操作压力为2.20MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
[0059]油吸收塔采用C4吸收溶剂，塔顶设置油吸收塔冷凝器，采用_41°C的丙烯作为冷剂。油吸收塔操作压力为2.9Mpa，塔顶燃料气中乙烯的含量控制在0.7wt %以内。油吸收塔塔釜出料去往解析塔，解析塔塔釜出料为用于溶剂吸收的C4，塔顶的出料去往乙烯塔。解析塔操作压力为2.05MPa。
[0060]乙烯塔塔顶得到聚合级乙烯产品，纯度为99.95wt%，塔釜得到乙烷。乙烯塔操作压力为1.SMPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
[0061]与现有技术相比，本发明的能耗低、投资少、物料回收率高并且操作简单运行可
A+-.与巨O
[0062]以下为本发明的用于MTP装置的新型分离工艺实施例，该工艺包括以下步骤:
[0063](I)MTP反应气通过预急冷塔和急冷塔急冷，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分别加以处理，预急冷塔底得到的部分工艺水经热量回收后一部分用于补充急冷塔顶的工艺水，另一部分回流至预急冷塔，其余工艺水送至甲醇回收塔，急冷塔底得到的工艺水一部分经冷却后返回急冷塔，另一部分经净化处理后进入工艺蒸汽塔产生蒸汽，产生的蒸汽返回MTP反应器。
[0064](2)急冷后的反应气通过压缩机增压，在压缩三段进行水洗、碱洗处理，压缩四段出口的气相去往脱丙烷塔，液相去往脱丁烷塔，压缩机各段段间分离罐的水相返回急冷塔，烃相经过增压后送往压缩机四段出口分离罐。
[0065](3)脱丁烷塔顶出料去往脱丙烷塔，塔釜出料进入脱己烷塔。脱己烷塔塔顶出料作为循环C5/C6返回MTP反应器，塔釜出料为汽油副产。脱丙烷塔塔顶出料经过干燥后去往脱乙烷塔，塔釜C4组分部分作为循环物料返回反应器，其余部分经过提纯处理获得合格的C4产品。脱乙烷塔顶出料经过增压冷却后进入脱乙烷塔压缩机出口分离罐，全部气相和部分液相C2进入油吸收塔，其余液相C2做循环料返回MTP反应器。脱乙烷塔釜出料去往丙烯塔，丙烯塔塔顶出料经过产品保护床得到聚合级丙烯产品。
[0066](4)油吸收塔中采用循环丙烷或C4作为吸收溶剂，塔顶获得不含乙烯的燃料气，塔釜出料去解析塔回收丙烷或C4溶剂，解析塔顶出料去往乙烯精馏塔获得乙烯副产品。
[0067]步骤(I)中所述的净化处理包括聚凝、气提和离子交换的步骤。
[0068]步骤(2)中所述的水洗塔、碱洗塔操作压力范围为0.85?1.25MPa，优选1.05MPa。
[0069]步骤(3)中所述的提纯处理指的是脱丙烷塔塔釜部分C4经过氧化物抽提塔，去除从上游来的DME以及脱丙烷塔顶注入的甲醇。氧化抽提塔塔顶出料去往DME脱除塔，经过精馏保证C4产品不含DME。当脱丙烷塔中DME含量较低时，可以不设提纯处理。氧化物抽提塔的操作压力范围2.00?2.40Mpa，优选2 JOMpa13DME脱除塔的操作压力范围0.65?1.05Mpa，优选0.85Mpa。
[0070]步骤(3)中所述脱丙烷塔操作压力范围为2.0OMPa?2.40MPa，优选2.20MPa。所述脱丙烷塔采用常规精馏，当DME含量较高时，可引入甲醇作为吸收溶剂脱除塔顶DME。
[0071]步骤(3)中所述的脱乙烷塔，塔顶进入油吸收塔的气烃用丙烯冷剂冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源，脱乙烷塔操作压力范围为I.65?2.05MPa，优选1.85MPa。
[0072]步骤(3)中所述的脱丁烷塔，塔操作压力范围为2.15?2.55MPa，优选2.35MPa。
[0073 ] 步骤(3)中所述的脱己烷塔，塔操作压力范围为0.20?0.60MPa，优选0.40MPa。
[0074]步骤(3)中所述的丙烯塔，塔顶经过产品保护床脱除DME得到聚合级丙烯，所述丙烯塔操作压力范围为2.00?2.40MPa，优选2.20MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
[0075]步骤(4)中所述的油吸收塔，可按普通精馏塔设计不设油吸收塔中冷器，也可以设置中冷器以降低能耗。油吸收塔操作压力范围为2.7?3.1MPa，优选2.9MPa，油吸收塔顶冷凝器采用不低于_60°C冷剂作为冷却介质，优选_41°C丙烯冷剂，塔顶吸收溶剂采用不低于_60°C的丙烷或C4作为顶部回流，优选-41°C丙烷或C4，塔中冷凝器采出不低于-60°C的混合物料作为中段回流，优选_37°C混合物料。油吸收塔塔顶燃料气中乙烯的含量不超过0.7wt% ο
[0076]步骤(4)所述的解析塔，塔操作压力范围为1.85?2.25MPa，优选2.05MPa，由于油吸收塔顶会夹带少量吸收溶剂，因此需要从装置内补充吸收溶剂。
[0077 ] 步骤(4)所述的乙烯精馏塔，塔压力范围为1.55?1.9 5MPa，优选1.7 5MPa。塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
[0078]本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，没有深冷冷箱、脱甲烷塔和乙烯压缩制冷压缩机，仅使用丙烯冷剂，其中所用的吸收溶剂都为系统内物料，无需额外外购吸收剂，且由于MTP装置乙烯副产品含量较低，因此油吸收所需的吸收溶剂也较少，节省了装置投资及运行成本。在MTP装置中，现运行装置中脱甲烷塔塔顶燃料气中乙烯含量为8wt%以内，本发明中油吸收塔塔顶燃料气中乙烯的含量不超过0.7wt%，采用本发明的工艺减少了燃料气中乙烯产品的损耗，提高了经济效益。
[0079]本发明的用于MTP装置的新型分离工艺，将预急冷塔和急冷塔的急冷水分别加以处理，不仅可以更加合理的回收急冷水的余热，而且可以避免现有技术中将上述两股急冷水混合处理而带来的汽蚀问题。压缩三段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩四段可以减少对下游管道、设备腐蚀。设置了氧化物抽提塔和DME脱除塔，保证C4产品中不含氧化物，以便于C4的综合利用。
[0080]本领域普通技术人员可以理解:附图只是一个实施例的示意图，附图中的模块或流程并不一定是实施本发明所必须的。
[0081]本领域普通技术人员可以理解:实施例中的