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CN102304009B - Mtp反应混合气分离方法及系统 - Google Patents

Mtp反应混合气分离方法及系统 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种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。本发明能够有效的优化工艺流程、降低系统能耗、减少管道腐蚀、降低投资成本。

Description

MTP反应混合气分离方法及系统
技术领域
本发明涉及煤化工、天然气化工等领域，具体涉及一种MTP反应产物的分离方法和系统。
背景技术
丙烯是重要有机石油化工基本原料，用于生产聚丙烯、苯酚、丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙二醇、环氧氯丙烷、合成甘油、丙烯酸以及异丙醇等，其他用途还包括烷基化油、高辛烷值汽油调合料等。1968年以后，由于丙烯衍生物需求量增加，特别是丙烯高聚物和共聚物的需求量急剧增长，使丙烯的需求持续增长。目前的丙烯产品主要来源于石油馏分裂解。
但石油储量有限，又是不可再生资源。高启的原油价格，对于传统的采用油品裂解制乙烯、丙烯的工艺方法，无疑是最大的制约。因此寻求其它途径的乙烯、丙烯制备方法就具有现实意义。
MTP甲醇制丙烯工艺是指以煤基或天然气基合成的甲醇为原料，通过催化合成反应，生产丙烯的化工工艺技术。MTP工艺提供了一种把具有低成本优势的原料(天然气或煤)转化为高附加值丙烯产品的途径。
甲醇制烯烃的转化反应最初是在二十世纪70年代初，Mobil公司在研究MTG(甲醇制汽油)过程时，发现通过改变操作条件，用ZSM-5催化剂可以合成一定转化率的烯烃产品。在80年代联碳公司发现SAPO-34硅铝磷分子筛，这是一种甲醇转化生产乙烯/丙烯很好的催化剂。
国际上一些著名的石油和化学公司如美孚(Mobil)、巴斯夫(BASF)、埃克森(Exxon)、环球油品(UOP)、海德鲁(Norsk Hydro)等都投入了大量的人力和资金来研究和开发甲醇制烯烃(MTO)的技术。国内中科院大连化物所、石油大学、中石化石科院、清华大学等均开展了MTO催化剂的研究，在实验室规模的装置上得到了与国际先进水平接近的结果。
德国鲁奇Lurqi公司则专注于甲醇制丙烯(MTP)的工艺开发，Lurqi公司从20世纪90年代开始研究MTP工艺，并与德国南方公司Sudechemie合作成功开发了MTP工艺所需的沸石催化剂MTP32，采用中间冷激的绝热固定床反应器，丙烯的选择性很高，在把大量的C2和C4组分循环回MTP合成反应器后，丙烯总的选择性超过90％。
但是现有的MTP反应混合气体分离方法和系统操作复杂、管道腐蚀严重、能耗高、投资成本高，限制了MTP工艺的发展。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种能耗低、投资少、减少管道腐蚀并且操作简单运行可靠的MTP反应混合气分离方法和系统。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，包括(1)将混合气急冷的步骤；(2)将混合气压缩的步骤；(3)将混合气精制的步骤；
所述(1)步骤中，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分开处理，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。
所述(2)步骤中，压缩I、II段出口分离罐得到的液烃，以及所述步骤(1)中预急冷塔底、急冷塔底的液烃一起送入凝液汽提塔，汽提出碳三及以下轻烃组分返回压缩二段出口，汽提塔塔底碳四及以上重烃组分送至脱丁烷塔精制处理。
所述(2)步骤中，压缩II段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩III段，压缩III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，分离出碳三及以下组分和碳四及以上组分，碳三及以下组分送至压缩IV段，碳四及以上组分直接作为循环物流返回MTP反应器。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(1)步骤中净化处理包括聚凝、气提和离子交换的步骤。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(2)压缩步骤中，I段、II段出口水冷后温度分别为40℃、50℃。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(2)压缩步骤中，凝液汽提塔操作压力范围为0.75～0.95MPa，优选0.85MPa。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(2)压缩步骤中，脱丙烷塔的压力范围为1.45～1.65MPa，优选1.55MPa。所述脱丙烷塔采用常规精馏，不引入吸收剂，塔釜的碳四及以上组分也不需要再分离。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(3)精制步骤中，脱乙烷塔塔顶进入脱甲烷塔的气烃用丙烯冷剂冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源，脱乙烷塔的压力范围为3.05～3.25MPa，优选3.15MPa。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(3)精制步骤中，脱丁烷塔的压力范围为0.4-0.6MPa，塔顶分离出碳四组分，塔底分离出碳五及以上重组分。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(3)精制步骤中，从脱甲烷塔塔顶气相经过一个微分冷凝器，回收自身冷量并进一步分离乙烯后作为燃料气送出。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述脱甲烷塔塔顶气相用乙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(3)精制步骤中，所述乙烯塔的压力范围为1.70～1.90MPa，优选1.80MPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述(3)精制步骤中，丙烯塔中脱除DME得到聚合级丙烯，所述丙烯塔的压力范围为1.85～2.05MPa，优选1.95MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
本发明一种MTP反应混合气分离方法，其中所述气相所用的乙烯冷剂、丙烯冷剂、或循环水，塔底所用的再沸器热源急冷水或丙烯冷剂，均来自系统内部，为本领域公知技术。
本发明一种应用上述方法的系统，包括预急冷塔、急冷塔、工艺蒸汽塔、压缩机、脱丙烷塔、脱丁烷塔、凝液气提塔，压缩机设有压缩I至IV段，所述急冷塔出水口和急冷塔顶端进液口相通，急冷塔出水口同时还依次串联聚凝器、工艺水汽提塔、离子交换器和工艺蒸汽塔，所述预急冷塔出水口和甲醇回收塔进水口、预急冷塔顶端进水口和急冷塔顶端进水口相通；所述凝液汽提塔设在压缩段间，压缩机I、II段间分离罐液烃出口、预急冷塔和急冷塔液烃出口和凝液汽提塔的进液口连通，凝液汽提塔顶端出口和压缩机II段出口连通，凝液汽提塔底端出口和脱丁烷塔进料口连通；所述压缩II段和压缩III段之间设有水洗塔和碱洗塔，水洗塔和碱洗塔串联相通；所述脱丙烷塔设在压缩III段和压缩IV段之间，在所述压缩III段的出口分离罐和脱丙烷塔之间设有气烃干燥器、聚凝器和液烃干燥器，所述聚凝器和液烃干燥器串联相通。
本发明一种应用上述方法的系统，其中所述脱甲烷塔顶端气烃出口和微分冷凝器相连通。
本发明一种MTP反应混合气分离方法及系统，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II段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩III段一方面可以减少对下游管道、设备腐蚀，另一方面，将碱洗设在压缩II、III段间，后续流程中主物流只需要一次干燥，避免了现有技术中主物流需两次干燥而造成的流程复杂、能耗高的缺陷。设置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，可以有效减少烃压缩机的循环量，降低系统能耗。脱丙烷塔设在压缩III段和压缩IV段之间，将压缩III段得到的气烃和液烃分离出碳三及以下组分和碳四及以上组分，脱丙烷塔不仅由于操作压力较低而分离效率高，而且采用常规精馏，不引入吸收剂，不仅可以大大简化后续流程，而且可以大幅降低装置能耗和设备投资。
附图说明
图1为本发明MTP反应混合气分离系统流程示意图。
附图标记说明：1-预急冷塔；2-急冷塔；3-工艺水汽提塔；4-工艺蒸汽塔；5-脱丙烷塔；6-脱乙烷塔；7-脱甲烷塔；8-乙烯塔；9-微分冷凝器；10-凝液汽提塔；11-气烃干燥器；12-液烃干燥器；13-第二聚凝器；14-水洗塔；15-碱洗塔；16-脱丁烷塔；17-脱己烷塔；18-丙烯塔；19-压缩I段；20-压缩II段；21-压缩III段；22-压缩IV段；23-甲醇回收塔；24-I、II段间分离罐；25-II、III段间分离罐；26-III段出口分离罐；27-第一聚凝器；28-离子交换器。
具体实施方式
下面结合本发明具体的分离方法和系统中装置的位置关系和连接关系进一步阐述本发明。
实施例1：如图1所示，本发明一种MTP反应混合气分离方法，包括(1)将混合气急冷的步骤；(2)将混合气压缩的步骤；(3)将混合气精制的步骤。
从MTP反应器得出的反应混合气体约190℃，先进入预急冷塔用预急冷水洗涤，温度降至约50℃后进入急冷塔，冷却至约40℃，然后送至压缩单元进行压缩。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，另一部分经聚凝、气提、离子交换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。
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40℃后进入I、II段间分离罐，在I、II段间分离罐内气烃去压缩机二段，下部液相分上下两层，上层为液烃，送至凝液汽提塔，下层主要为水，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50℃后进入II、III段间分离罐，分离罐下部液相分上下两层，上层为液烃，送至凝液汽提塔，下层主要为水，返回I、II段间分离罐，顶部气体先经水洗塔洗涤冷却到约40℃脱除醇类等有机氧化物，再经碱洗塔除去CO2、H2S等酸性气体，然后进入压缩机三段。水洗塔底的水与急冷步骤来的工艺水一起送至甲醇回收塔，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。
将压缩I、II段间分离罐，II、III段间分离罐以及急冷工段的预急冷塔底、急冷塔底得到的液烃送至凝液汽提塔，分离出碳三及以下轻烃组分和碳四及以上重烃组分，轻烃组分返回压缩机II段出口，重烃组分送至脱丁烷塔精制处理。
压缩III段得到的气烃经干燥处理，不含碳六以上重烃的液烃经聚凝、干燥处理，将处理后的气烃和液烃送至脱丙烷塔分离出碳三及以下组分和碳四及以上组分，碳三及以下组分送至压缩IV段，碳四及以上组分直接作为循环物流返回MTP反应器。脱丙烷塔的压力为1.55MPa，采用常规精馏，不引入吸收剂。
脱丁烷塔塔顶得到碳四组分，部分作为循环物流返回MTP反应器，其余作为液化石油气(LPG)产品送出，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，脱丁烷塔的操作压力为0.5MPa。
脱己烷塔塔顶得到碳五和碳六，全部作为循环物流返回MTP反应器，塔底为汽油产品。
压缩机IV段轻烃进入脱乙烷塔，塔顶得到C2及以下轻组分，部分经回收冷量后循环回MTP反应器，其余经冷却后进入脱甲烷塔。脱乙烷塔塔底得到产物C3，送至丙烯塔。丙烯塔连接有DME保护床脱除DME，得到聚合级丙烯产品，纯度为99.6wt％，塔底得到的丙烷与脱丁烷塔得到的C4产品混合作为LPG副产品。脱乙烷塔的压力为3.15MPa。脱乙烷塔塔顶进入脱甲烷塔的气烃用系统的丙烯冷剂冷凝，塔底用系统得到的急冷水作再沸器热源。丙烯塔的压力为1.95MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用系统的急冷水作再沸器热源。
脱甲烷塔塔顶得到的甲烷、氢气等轻组分再经过一个微分冷凝器，回收部分乙烯和自身冷量后再作为燃料气送出，塔底得到碳二，送往乙烯塔。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，脱甲烷塔操作压力约3.0Mpa，脱甲烷塔塔顶冷凝器采用乙烯冷剂，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。乙烯塔的压力为1.8MPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
实施例2：如图1所示，本发明一种MTP反应混合气分离系统，包括预急冷塔1、急冷塔2、工艺蒸汽塔4、压缩机、脱丙烷塔5、脱丁烷塔16、凝液汽提塔10，压缩机设有压缩I至IV段19、20、21、22，所述急冷塔1出水口和急冷塔1顶端进液口相通，急冷塔1出水口同时还依次串联第一聚凝器27、工艺水汽提塔3、离子交换器28和工艺蒸汽塔4，预急冷塔1出水口和甲醇回收塔23进水口、预急冷塔1顶端进水口和急冷塔2顶端进水口相通；所述凝液汽提塔10设在压缩段间，压缩机I、II段间分离罐24液烃出口、预急冷塔1和急冷塔2液烃出口和凝液汽提塔10的进液口连通，凝液汽提塔10顶端出口和压缩机II段20出口连通，凝液汽提塔10底端出口和脱丁烷塔16进料口连通；所述压缩II段20和压缩III段21之间设有水洗塔14和碱洗塔15，水洗塔14和碱洗塔15串联相通；所述脱丙烷塔5设在压缩III段21和压缩IV段22之间，在所述压缩III段出口分离罐26和脱丙烷塔5之间设有气烃干燥器11、第二聚凝器13和液烃干燥器12，所述第二聚凝器13和液烃干燥器12串联相通。
压缩IV段22出料口和脱乙烷塔6进料口连通，脱乙烷塔6顶部出口同时和TMP反应器、脱甲烷塔7连通，脱乙烷塔6底部出口和丙烯塔18进料口连通，脱甲烷塔7顶部气烃出口和微分冷凝器9相连通，底部出口和乙烯塔8进料口连通，乙烯塔8底部出口和微分冷凝器9出口相通，丙烯塔18底部出口和脱丁烷塔16顶部出口相通，脱丁烷塔16顶部出口和脱丙烷塔5底部出口、MTP反应器相通。
水洗塔14底部出水口和甲醇回收塔23进水口连通，甲醇回收塔23底部出水口同时和水洗塔14进水口、污水处理系统相通。
I、II段间分离罐24底部出液口和II、III段间分离罐25底部出液口、水洗塔14底部出液口和凝液汽提塔10上端进液口相连通。
本发明MTP反应混合气分离方法及系统，总能耗在现有技术能耗的基础上，降低了5～10％，并且本发明流程设计与现有技术相比更加简化、合理、稳定，减少了设备的腐蚀，大大降低了设备的投资费用。
以上所述的实施例仅仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范围进行限定，在不脱离本发明设计精神的前提下，本领域普通技术人员对本发明的技术方案作出的各种变形和改进，均应落入本发明权利要求书确定的保护范围内。

Claims (11)

1.一种MTP反应混合气分离方法，包括（1）将混合气急冷的步骤；（2）将混合气压缩的步骤；（3）将混合气精制的步骤，其特征在于：
所述（1）步骤中，把预急冷塔和急冷塔的工艺水分开处理，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；
所述（2）步骤中，压缩I、II段出口分离罐得到的液烃，以及所述步骤（1）中预急冷塔底、急冷塔底的液烃一起送入凝液汽提塔，汽提出碳三及以下轻烃组分返回压缩II段出口，凝液汽提塔塔底碳四及以上重烃组分送至脱丁烷塔精制处理；
所述（2）步骤中，压缩Ⅱ段得到的气烃经水洗和碱洗后进入压缩Ⅲ段，压缩Ⅲ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，分离出碳三及以下组分和碳四及以上组分，碳三及以下组分送至压缩Ⅳ段，碳四及以上组分直接作为循环物流返回MTP反应器。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（1）步骤中净化处理包括聚凝、气提和离子交换的步骤。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（2）压缩步骤中，Ⅰ段、Ⅱ段出口水冷后温度分别为40℃、50℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（2）压缩步骤中，凝液汽提塔操作压力范围为0.75～0.95MPa。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（2）压缩步骤中，所述脱丙烷塔采用常规精馏，脱丙烷塔的压力范围为1.45～1.65MPa。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（3）精制步骤中，脱乙烷塔塔顶进入脱甲烷塔的气烃用丙烯冷剂冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源，脱乙烷塔的压力范围为3.05～3.25MPa。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（3）精制步骤中，脱丁烷塔的压力范围为0.4-0.6MPa，塔顶分离出碳四组分，塔底分离出碳五及以上重组分。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（3）精制步骤中，脱甲烷塔塔顶气相经过一个微分冷凝器，回收自身冷量并进一步分离乙烯后作为燃料气送出。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：所述脱甲烷塔塔顶气相用乙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（3）精制步骤中，乙烯塔的压力范围为1.70～1.90MPa，塔顶气相用丙烯冷剂冷凝，塔底用丙烯冷剂作再沸器热源。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述（3）精制步骤中，丙烯塔中脱除DME得到聚合级丙烯，丙烯塔的压力范围为1.85～2.05MPa，塔顶气相用循环水冷凝，塔底用急冷水作再沸器热源。
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