本实用新型涉及一种MTO产品混合气的轻烃分离系统，具体是一种从MTO反应器出口混合气(包含甲醇、二甲醚、氢气、氮气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、乙烯、乙烷、乙炔、丙烯、丙烷、丙炔、C4、C5+等)中分离出聚合级乙烯和聚合级丙烯产品的分离系统。
背景技术：
20世纪70年代Mobil公司在ZSM-5催化剂研制过程中偶然发现该催化剂能将甲醇转化为汽油馏分的烃类产物，由此开发了甲醇制烯烃(MTO)过程，自此引发了MTO新工艺的研究浪潮。近年来，甲醇制烯烃工艺已成为烯烃生产重要路线之一，以中国科学院大连化学物理研究所研制的DMTO工艺最为典型，已实现广泛工业应用。
目前，MTO反应器大多采用的是SAPO-n系列催化剂(如，DMTO采用的是SAPO-34催化剂)，其反应气组成主要有甲醇、二甲醚、氢气、氮气、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、乙烯、乙烷、乙炔、丙烯、丙烷、丙炔、C4、C5+等。如何从MTO反应气中尽可能低能耗、高效率的分离出高品质的烯烃产品(聚合级乙烯和聚合级丙烯产品)成为MTO烯烃分离工艺开发所面临的难点。现已工业应用的MTO烯烃分离工艺主要有Lummus、KBR、Wison等公司的前脱丙烷分离流程、中国石化洛阳工程有限公司的前脱乙烷分离流程等。
Lummus前脱丙烷工艺流程是目前工业应用最多的烯烃分离流程，早期该工艺在脱甲烷塔进行碳一与碳二烃类分离时采用的深冷分离方法，需配套丙烯制冷压缩机与乙烯制冷压缩机提供多种不同温度等级的冷量，如-100℃的乙烯冷量，导致分离系统复杂且设备投资大。近年来，在原深冷分离工艺基础上进行改进，脱甲烷塔采用中冷油吸收方式，MTO反应器出口气体经冷却、压缩、水洗、碱洗、干燥后送入脱丙烷塔，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氢、碳一组分后送至脱乙烷塔，送至乙烯精馏塔分离出乙烯产品，脱乙烷塔底物流送至丙烯精馏塔分离出丙烯产品。Lummus工艺特点是：采用丙烯为冷剂(即7℃、-24℃、-40℃三个温位等级)，高、低压脱丙烷塔用7℃冷剂，脱乙烷塔冷凝器用-24℃冷剂，脱甲烷塔和乙烯精馏塔冷凝器等都用-40℃冷剂；反应气进行四段压缩达到脱甲烷塔进口压力，脱甲烷塔顶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。该流程简单，且对进料组成变化适应性强；但由于脱甲烷塔顶吸收剂循环回路过长，易导致循环内的分离单元操作不稳定且负荷大。
KBR前脱丙烷工艺流程与Lummus流程相比，其采用凝液汽提塔先预分离出部分C4及C4以上组分来减轻脱丙烷塔负荷，反应气采用三段压缩达到脱甲烷塔的操作要求，脱甲烷塔分为两段，即汽提段和吸收段。
Wison前脱丙烷工艺流程与Lummus流程相比，其丙烯冷剂有7℃、-6℃、-24℃、-40℃四个温位等级，脱甲烷系统采用预切割+油吸收分离形式，即采用预切割塔先分离出大部分C2及C2以上组分，然后送入油吸收塔进行中冷油吸收回收尾气中乙烯。
中国石化洛阳工程有限公司的前脱乙烷分离流程，MTO反应器出口气体经冷却、压缩、水洗、碱洗、干燥后送入脱乙烷塔，脱乙烷塔的塔顶物流依次经脱甲烷塔、脱乙烷塔、乙烯精馏塔分离出乙烯产品，脱乙烷塔的塔底物流送至高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔的塔顶物流送至丙烯精馏塔分离出丙烯产品，低压脱丙烷塔的塔顶物流送至脱丁烷塔分离出混合C4组分。
综上所述，现有MTO烯烃分离工艺虽然都在脱甲烷分离单元做了改进，但由于都采用的是中冷油吸收方法，脱甲烷塔顶吸收剂循环回路过长导致后续分离单元(尤其是丙烯精馏塔)负荷大、装置稳定性差、能耗高等问题依然未解决，因此，MTO烯烃分离工艺仍有较大优化、改进的空间。
技术实现要素：
本实用新型的目的在于：提供一种MTO产品混合气的轻烃分离系统，解决现有技术中存在的上述技术问题。
为实现上述目的，本实用新型采用的技术方案是：
一种MTO产品混合气的轻烃分离系统，具有与MTO产品混合气顺序相连的急冷塔、压缩机、水洗塔以及碱洗塔，其特征在于：
所述碱洗塔的塔顶气连接至油气水三相分离器，所述三相分离器的塔底凝液连通至凝液切割塔，从所述凝液切割塔的塔底切割出来的C4以上的组分连接至脱丁烷塔，从所述凝液切割塔的塔顶出来的C3以下的组分返回至所述碱洗塔的上游；
所述三相分离器的塔顶气干燥后连通至高压脱丙烷塔，所述高压脱丙烷塔的塔顶气相物流连接脱乙烷塔；
所述脱乙烷塔的塔底物流连接至丙烯精馏塔，塔顶气相物流连接至脱甲烷塔；
所述脱甲烷塔的塔底物流依次连接乙炔转换器以及乙烯精馏塔。
所述的MTO产品混合气的轻烃分离系统，其中：所述高压脱丙烷塔的塔底物流与低压脱丙烷塔的塔顶物流换热连接，所述低压脱丙烷塔的塔底物流连接至所述脱丁烷塔。
所述的MTO产品混合气的轻烃分离系统，其中：所述高压脱丙烷塔的塔顶气相物流通过压缩机连接至所述脱乙烷塔；或者，所述脱乙烷塔的塔顶气相物流通过压缩机连接至所述脱甲烷塔。
所述的MTO产品混合气的轻烃分离系统，其中：所述脱甲烷塔的塔底物流连接至溶剂回收塔，所述溶剂回收塔的塔顶气相物流再连接至所述乙炔转换器，所述溶剂回收塔的塔底吸收剂物流全部返回至所述脱甲烷塔的塔顶。
所述的MTO产品混合气的轻烃分离系统，其中：所述乙烯精馏塔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在-35～-26℃范围内，采用-24℃冷剂供热；乙烯精馏塔底部再沸器采用7℃冷剂供热。
所述的MTO产品混合气的轻烃分离系统，其中：所述丙烯精馏塔包括1#丙烯精馏塔与2#丙烯精馏塔，所述脱乙烷塔的塔底物流连接至所述2#丙烯精馏塔，所述2#丙烯精馏塔的塔顶液相产出聚合级丙烯，塔底物流连接至所述1#丙烯精馏塔，所述1#丙烯精馏塔的塔顶物流返回至所述2#丙烯精馏塔。
本实用新型与现有技术相比，具有以下几个方面的优越性：
(1)采用脱丙烷塔-脱乙烷塔-脱甲烷塔的布置顺序，能够降低分离单元负荷，降低能源损耗。
(2)采用本实用新型所述的方法，在脱甲烷塔后加设溶剂回收塔，可解决吸收剂循环回路过长导致的后续分离单元(尤其是丙烯精馏塔)负荷大、装置稳定性差、能耗高等问题。
(3)采用本实用新型所述的方法，乙烯精馏塔中沸器和再沸器采用丙烯冷剂供热，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。
(4)采用本实用新型所述的方法，采用脱乙烷塔先分离出C3组分后送至脱甲烷塔，可减轻脱甲烷塔和溶剂回收塔分离负荷。
(5)采用本实用新型所述的方法，脱丙烷塔采用高、低压双塔形式可实现脱丙烷塔内温度分布和冷剂匹配更为合理，高压脱丙烷塔底再沸器只需采用急冷水供热；与单脱丙烷塔相比，高、低压双脱丙烷塔总负荷更低，高压脱丙烷塔顶不需要液相出料，且低压脱丙烷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、低压脱丙烷塔与凝液切割塔的组合，还可减少C4及C4以上不饱和烃(如丁二烯)在脱丙烷塔内生成聚合物、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。
(6)采用本实用新型所述的方法，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，综合能耗减少1～3％。
(7)采用本实用新型所述的方法，可实现乙烯、丙烯回收率都大于99.6％。
附图说明
图1是本实用新型提供的MTO产品气的烯烃分离系统流程示意图(方法一)。
图2是本实用新型提供的MTO产品气的烯烃分离系统流程示意图(方法二)。
附图标记说明：1-MTO产品混合气；2-急冷塔；3-水汽提塔；4-净化水；5-甲醇回收塔；6-压缩机一段；7-压缩机二段；8-水洗塔；9-压缩机三段；10-碱洗塔；11-废碱液预处理塔；12-废碱液；13-油气水三相分离器；14-凝液切割塔；15-气相干燥器；16-高压脱丙烷塔；17-换热器；18-低压脱丙烷塔；19-脱乙烷塔；20-压缩机四段；21-脱甲烷塔；22-溶剂回收塔；23-乙炔转化器；24-乙烯精馏塔；25-2#丙烯精馏塔；26-1#丙烯精馏塔；27-脱丁烷塔；28-燃料气(氢气、甲烷)；29-聚合级乙烯；30-乙烷；31-聚合级丙烯；32-丙烷；33-混合C4组分；34-混合C5及C5以上组分。
具体实施方式
如图1所示，MTO反应器出口产品混合气1先送入急冷塔2和甲醇回收塔5进行热量回收和甲醇回收，然后经压缩机一段6、二段7压缩并送至水洗塔8脱除氧化物杂质(如甲醇、二甲醚等)，随后经压缩机三段9压缩后送至碱洗塔10脱除酸性气体(如二氧化碳)。
碱洗塔10出口MTO产品气送至油气水三相分离器13进行分相，分离出的凝液送至凝液切割塔14，其塔顶表压在0.6～1.0MPa范围内，塔底温度在75～85℃范围内，凝液切割塔中大部分C4及C4以上重组分被切割出来送至脱丁烷塔27，C3及C3以下轻组分被返回至压缩机三段7入口进行循环。油气水三相分离器分离出的气相经气相干燥器15干燥后送至高压脱丙烷塔16。
高压脱丙烷塔16塔顶表压在1.6～2.0MPa范围内，塔顶温度在10～18℃范围内，塔底物流与低压脱丙烷塔18塔顶物流通过换热器17进行换热，换热后的物流送至低压脱丙烷塔18从塔顶向塔底数的第3～10层理论塔板。低压脱丙烷塔18塔顶压力在0.6～0.9MPa范围内，塔顶温度在12～20℃范围内，低压脱丙烷塔18塔底物流送至脱丁烷塔27，高压脱丙烷塔16塔顶气相物流送至脱乙烷塔19(如图1所示的方法一)，或经压缩机四段20升压后送至脱乙烷塔19(如图2所示的方法二)。
在方法一中，如图1所示，脱乙烷塔19塔顶表压在1.6～2.0MPa范围内，塔顶温度在-38～-30℃范围内，塔底物流送至2#丙烯精馏塔25，塔顶气相物流经压缩机四段20压缩后送至脱甲烷塔21。
在方法二中，如图2所示，脱乙烷塔19塔顶表压在2.7～3.3MPa范围内，塔顶温度在-20～-10℃范围内，塔底物流送至2#丙烯精馏塔25，塔顶气相物流送至脱甲烷塔21。
脱甲烷塔21塔顶表压在2.6～3.2MPa范围内，塔顶温度在-38～-30℃范围内，塔顶加入-38～-30℃丙烷吸收剂；脱甲烷塔21的塔顶燃料气(氢气、甲烷)物流28直接送出装置或进燃料气系统，塔底物流送至溶剂回收塔22。
溶剂回收塔22塔顶表压在2.2～2.8MPa范围内，塔顶温度在-26～-16℃范围内，塔底回收的吸收剂物流冷却至-38～-30℃后全部返回至脱甲烷塔21塔顶，塔顶气相物流经乙炔转化器23加氢处理后送至乙烯精馏塔24。
乙烯精馏塔24塔顶表压在1.2～1.8MPa范围内，塔顶温度在-38～-30℃范围内，在从塔顶向塔底数的第2～10层理论塔板处通过测线采出聚合级乙烯产品29，塔底乙烷物流30作为乙烷产品或送至燃料气系统；乙烯精馏塔24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在-35～-26℃范围内，采用-24℃冷剂供热；乙烯精馏塔24底部再沸器采用7℃冷剂供热。(注：本实用新型中的冷剂均优选采用丙烷，而且丙烷冷剂设7℃、-24℃、-40℃三个温位等级。)
2#丙烯精馏塔25塔顶表压在1.5～2.0MPa范围内，塔顶温度在40～50℃范围内，塔顶液相采出聚合级丙烯31，塔底物流送至1#丙烯精馏塔26。1#丙烯精馏塔26塔顶物流返回至2#丙烯精馏塔25，塔底丙烷物流32送出装置或补充溶剂回收塔22吸收剂损失。
脱丁烷塔27塔顶表压在0.1～0.6MPa范围内，塔顶温度在40～50℃范围内，塔顶液相混合C4组分33送出装置或进后续C4裂解单元，塔底混合C5及C5以上组分34送出装置。
采用本实用新型，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1～3％。
采用本实用新型，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％。
采用本实用新型，MTO产品混合气先在所述高压脱丙烷塔16分离出C3以下组分，然后在所述脱乙烷塔19分离出C2以下组分，再在所述脱甲烷塔21进行C2组分和甲烷、氢的分离，能够降低分离单元负荷，降低能源损耗。
以上说明对本实用新型而言只是说明性的，而非限制性的，本领域普通技术人员理解，在不脱离权利要求所限定的精神和范围的情况下，可作出许多修改、变化或等效，但都将落入本实用新型的保护范围之内。