一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺

摘要

本发明涉及一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，依次将包含丙烷和二甲醚的原料物流进行二甲醚脱除处理、水洗处理和脱水处理，在二甲醚脱除段利用有机含氧化合物或其水溶液作为萃取精馏溶剂对包含丙烷和二甲醚的原料进行萃取精馏，经萃取精馏得到的初步精制丙烷物流进入随后的水洗段进行水洗，洗去其中共沸形成的有机含氧化合物和残留的微量二甲醚，最后在二甲醚脱除段底部得到包含二甲醚和有机含氧化合物的物流和在水洗段顶部得到气相精制丙烷物流，其经冷凝及脱水后得到精制丙烷产品。与现有技术相比，本发明所获得的精制丙烷产品可用作丙烷脱氢或轻烃裂解的原料，也可用作液化石油气，由此大幅度提高了所述原料的利用价值。

权利要求

1.一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述工艺依次将包含丙烷和二甲醚的原料物流进行二甲醚脱除处理、水洗处理和脱水处理；

所述二甲醚脱除处理在二甲醚脱除段(I)中完成，二甲醚脱除段(I)分为上部分、中部分和下部分，包括以下步骤：包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)从下部分的顶部进料，萃取精馏溶剂物流从中部分的顶部进料，回流精制丙烷物流(8)从上部分的顶部进料，经萃取精馏在上部分的顶部得到初步精制丙烷物流，下部分底部得到包含二甲醚和萃取精馏溶剂的物流，该物流一部分经塔釜再沸器(E2)进行循环，其余部分送至下一工段；

所述水洗处理在水洗段(II)中完成，包括以下步骤：初步精制丙烷物流从水洗段(II)底部进料，水流(3)从水洗段(II)顶部进料，经连续逆流水洗在水洗段(II)的顶部得到气相精制丙烷物流(4)，水洗段(II)底部得到洗涤水物流；

所述脱水处理在分水回流罐(V)中完成，包括以下步骤：气相精制丙烷物流(4)依次通过塔顶冷凝器(E1)和分水回流罐(V)，经脱水后得到脱水精制丙烷物流(6)，其通过回流丙烷增压泵(P1)增压后，部分回流至二甲醚脱除段(I)上部分的顶部，其余作为精制丙烷产品物流(9)采出，分水回流罐(V)底部排出脱除的水流(11)。

2.根据权利要求1所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述工艺采用单塔进行操作，其中水洗段(II)位于二甲醚脱除段(I)的上方；

所述的洗涤水物流直接从水洗段(II)底部流至二甲醚脱除段(I)上部分的顶部；

或者在所述的二甲醚脱除段(I)和水洗段(II)之间设置积液槽和升气管，所述初步精制丙烷物流通过升气管进入水洗段(II)底部，水洗段(II)底部得到的洗涤水物流由积液槽收集后外排或部分溢流至二甲醚脱除段(I)上部分的顶部。

3.根据权利要求1所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述工艺采用双塔进行操作；

其中将二甲醚脱除段(I)设置在第二塔(B)中，水洗段(II)设置在第一塔(A)中，水洗段(II)底部得到的洗涤水物流外排；

或者，将二甲醚脱除段(I)的下部分和中部分设置在第二塔(B)中，二甲醚脱除段(I)的上部分和水洗段(II)设置在第一塔(A)中，水洗段(II)位于二甲醚脱除段(I)上部分的上方，并在水洗段(II)与二甲醚脱除段上部分之间设积液槽和升气管，其中离开二甲醚脱除段上部分顶部的初步精制丙烷物流通过升气管进入水洗段(II)的底部，水洗段(II)底部由积液槽收集得到的洗涤水物流外排，第一塔(A)塔釜的段间液相丙烷物流(17)用段间液相丙烷增压泵(P2)增压后，加入到第二塔(B)二甲醚脱除段中部分的顶部。

4.根据权利要求1-3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述的洗涤水物流与脱除的水流(11)混合作为外排洗涤水物流(10)排出。

5.根据权利要求4所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述的外排洗涤水物流(10)部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段(I)中部分的顶部；或者所述的洗涤水物流部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段(I)中部分的顶部；或者脱除的水流(11)部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段(I)中部分的顶部。

6.根据权利要求1～3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述的萃取精馏溶剂物流为有机含氧化合物或其水溶液物流(2)，萃取精馏溶剂物流中的有机含氧化合物选自甲醇、乙醇、异丙醇、丙酮中的一种或多种，当以有机含氧化合物水溶液形式应用时，所述水溶液的有机含氧化合物的质量含量≥85wt％。

7.根据权利要求6所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述萃取精馏溶剂物流中的有机含氧化合物选自甲醇和/或丙酮。

8.根据权利要求6所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，当以有机含氧化合物水溶液形式应用时，所述水溶液的有机含氧化合物的质量含量≥93wt％。

9.根据权利要求1～3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述的包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)来自于含氧化合物制烯烃过程，包括丙烷、二甲醚、碳二、丙烯和碳四组分，其中二甲醚的含量为1-60wt％。

10.根据权利要求9所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述二甲醚的含量为2-45wt％。

11.根据权利要求1～3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述二甲醚脱除段(I)和水洗段(II)的操作绝对压力为1.1～3.5MPa；操作温度为31～198℃；回流比为0.3～2.5。

12.根据权利要求11所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述二甲醚脱除段(I)和水洗段(II)的操作绝对压力为1.3～3.0MPa，操作温度为38～165℃，回流比为0.5～1.9。

13.根据权利要求1～3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述二甲醚脱除段(I)的理论塔板数为10～26块；所述水洗段(II)的理论塔板数为2～6块。

14.根据权利要求13所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述二甲醚脱除段(I)的理论塔板数为12～20块，所述水洗段(II)的理论塔板数为3～4块。

15.根据权利要求1～3任一所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述萃取精馏溶剂物流中的有机含氧化合物与包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)的质量流量比为0.5～8；所述水流(3)与包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)的质量流量比为0.15～2。

16.根据权利要求15所述的一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，其特征在于，所述萃取精馏溶剂物流中的有机含氧化合物与包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)的质量流量比为0.7～6，所述水流(3)与包含丙烷和二甲醚的原料物流(1)的质量流量比为0.25～1。

说明书

一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及丙烷提纯工艺，具体涉及一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺。

背景技术

[0002] 在含氧化合物转化例如含氧化合物制烯烃(OTO)、甲醇制烯烃(MTO)和含氧化合物制汽油等多种工业过程中，所产生的反应流出物中通常会包含丙烷和二甲醚，而由于二甲醚的沸点(常压下为-24.8℃)与丙烷的沸点(常压下为-42.0℃)相差不大，在这些反应流出物的后续精馏分离过程中，二者一般存在于同一物流中，即通过普通的精馏过程很难将二者分开。因此，需要进一步处理包含丙烷和二甲醚的物流来从中精制丙烷。

[0003] 典型地，在含氧化合物制烯烃的过程中，由于作为原料进料的和/或作为中间产物形成的二甲醚没有完全转化为目标产物，并且由于实际的后续分离过程中轻烃物流中含氧化合物的脱除效果不够理想，致使包含丙烷的轻烃物流中通常包含二甲醚。

[0004] 对于丙烷和二甲醚两者来说，二甲醚可以用作含氧化合物制烯烃的反应原料，丙烷则可以用作丙烷脱氢或轻烃裂解装置的原料，也可用作液化石油气，它们都是具有高附加值的产品。但丙烷脱氢或轻烃裂解装置对原料丙烷中的二甲醚含量有严格限制，如要求原料丙烷中的总氧化物(包括二甲醚、甲醇和丙酮等)含量≤100mg/kg，且要求其中甲醇含量≤30mg/kg，而国家质量监督检验检疫总局则明令禁止在民用液化石油气中掺混二甲醚(质检特函(2008)17号《关于气瓶充装有关问题的通知》)，由此在含氧化合物制烯烃过程中副产的包含丙烷和二甲醚的物流并不能直接用作丙烷脱氢或轻烃裂解装置的原料，也不能直接用作液化石油气。

[0005] 为了提高含氧化合物转化如含氧化合物制烯烃过程中副产的包含丙烷和二甲醚的物流的利用价值，如使之可用作丙烷脱氢或轻烃裂解装置的原料和/或用作液化石油气，有必要从中脱除二甲醚得到精制的包含丙烷的物流，同时还可以回收二甲醚重新用作含氧化合物转化过程的反应原料。

[0006] WO 03/020678A2涉及一种从烯烃物流中脱除二甲醚的方法，其中所述烯烃物流获自含氧化合物制烯烃过程，所述烯烃物流经过精馏得到包含丙烷和二甲醚的物流，该物流中含有不超过5wt％的C4+及更高沸点的烃，然后该物流进一步在萃取精馏塔中脱除二甲醚，其中萃取精馏溶剂为常压沸点高于38℃的极性溶剂，所述萃取精馏塔含有精馏段和提馏段。

[0007] CN101076507B公开了一种从多种烃化合物的混合物中除去含氧有机化合物的方法，轻烃和由烃和含氧有机化合物组成的气态混合物进入萃取蒸馏塔中，萃取蒸馏溶剂采用一元醇或二元醇或N-甲基吡咯烷酮或N-甲基吡咯烷酮的水溶液，通过该方法，从萃取蒸馏塔顶部离开的烃产物中不含含氧有机化合物，塔釜排出含氧有机化合物、萃取蒸馏溶剂和残余烃的混合物，其中萃取蒸馏溶剂可以被部分或完全再生，并循环返回萃取蒸馏塔中。

[0008] 但是，丙烷与通常用作萃取蒸馏溶剂的有机含氧化合物之间存在共沸现象(如甲醇与丙烷就存在共沸，在1750KPa绝压时，共沸温度50.5℃，共沸物中含甲醇0.77wt％)，因此应用上述两种方法，虽然能将包含丙烷和二甲醚的物流中的二甲醚脱除，但在萃取精馏塔塔顶得到的丙烷产品中，仍含有较大量的用作萃取精馏溶剂的有机含氧化合物，丙烷产品仍不能直接用作丙烷脱氢或轻烃裂解装置的原料，也不能直接用作液化石油气。

发明内容

[0009] 本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种丙烷产物中总氧化物含量低的从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺。

[0010] 本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：一种从包含丙烷和二甲醚的原料物流中精制丙烷的工艺，所述工艺依次包括二甲醚脱除处理、水洗处理、脱水处理三部分；

[0011] 所述二甲醚脱除处理在二甲醚脱除段中完成，二甲醚脱除段分为上部分、中部分和下部分，包括以下步骤：包含丙烷和二甲醚的原料物流从下部分的顶部进料，萃取精馏溶剂物流从中部分的顶部进料，回流精制丙烷物流从上部分的顶部进料，经萃取精馏在上部分的顶部得到初步精制丙烷物流，下部分底部得到包含二甲醚和萃取精馏溶剂的物流，该物流一部分经塔釜再沸器进行循环，其余部分送至下一工段，即送入含氧化合物制烯烃装置，用作反应过程的原料；

[0012] 所述水洗处理在水洗段中完成，包括以下步骤：初步精制丙烷物流从水洗段底部进料，水流从水洗段顶部进料，经连续逆流水洗在水洗段的顶部得到气相精制丙烷物流，水洗段底部得到洗涤水物流；

[0013] 所述脱水处理在分水回流罐中完成，包括以下步骤：气相精制丙烷物流依次通过塔顶冷凝器和分水回流罐，经脱水后得到脱水精制丙烷物流，其通过回流丙烷增压泵增压后，部分回流至二甲醚脱除段上部分的顶部，其余作为精制丙烷产品物流采出，分水回流罐底部排出脱除的水流。

[0014] 按照本发明，其中至少组合了二甲醚脱除段和水洗段，按照该操作模式：在二甲醚脱除段通过含氧有机化合物或其水溶液的萃取精馏作用，脱除包含丙烷和二甲醚的原料物流中的二甲醚，由此在二甲醚脱除段底部得到包含二甲醚和有机含氧化合物的物流；在水洗段通过连续逆流水洗从初步精制的丙烷物流中脱除共沸的有机含氧化合物和残留的微量二甲醚，以更彻底地脱除原料物流中的二甲醚和更好地精制所述原料物流，由此在水洗段顶部得到精制后的气相丙烷物流，和在水洗段底部产生一股洗涤水物流。为了防止初步精制丙烷物流在水洗段中冷凝，用于洗涤的水流的温度不宜低于初步精制丙烷物流进入水洗段的温度。

[0015] 按照本发明，离开水洗段顶部的气相丙烷物流中，含有与液态水成平衡的水蒸汽，经塔顶冷凝器冷凝后，将有游离水析出，分水回流罐中脱除该部分水分的方法可直接采用重力沉降，或者通过聚结器进行脱水。

[0016] 为了尽量降低初步精制丙烷物流中的有机含氧化合物含量，从而降低用于洗涤的水流的用量，萃取精馏溶剂的进料位置宜设在二甲醚脱除段的第3-5块理论板处。

[0017] 按照本发明，所述工艺可采用单塔进行操作，其中水洗段位于二甲醚脱除段的上方；

[0018] 所述的洗涤水物流直接从水洗段底部流至二甲醚脱除段上部分的顶部；

[0019] 或者在所述的二甲醚脱除段和水洗段之间设置积液槽和升气管，所述初步精制丙烷物流通过升气管进入水洗段底部，水流和初步精制丙烷物流在水洗段中进行连续逆流水洗，水洗段底部得到的洗涤水物流由积液槽收集后外排或部分溢流至二甲醚脱除段上部分的顶部。

[0020] 由于萃取精馏的分离传质效率较低，且为达到所需的分离效果，本发明需要一定的理论板数，这意味着分离塔需要较高的填料高度或实际塔板数，工业应用中出于安全和设备建造安装的方便，需要降低分离塔的高度。此时，本发明可采用双塔进行操作；

[0021] 其中将二甲醚脱除段设置在第二塔中，水洗段设置在第一塔中，水洗段底部得到的洗涤水物流外排；

[0022] 或者，将二甲醚脱除段的下部分和中部分设置在第二塔中，二甲醚脱除段的上部分和水洗段设置在第一塔中，水洗段位于二甲醚脱除段上部分的上方，并在水洗段与二甲醚脱除段上部分之间设积液槽和升气管，其中离开二甲醚脱除段上部分顶部的初步精制丙烷物流通过升气管进入水洗段的底部，水洗段底部由集液槽收集得到的洗涤水物流外排，第一塔塔釜的段间液相丙烷物流用段间液相丙烷增压泵增压后，加入到第二塔二甲醚脱除段中部分的顶部。

[0023] 所述的洗涤水物流与脱除的水流混合作为外排洗涤水物流排出。

[0024] 所述的外排洗涤水物流部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段中部分的顶部，或者所述的洗涤水物流部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段中部分的顶部；或者脱除的水流部分或全部与萃取精馏溶剂物流混合后进入二甲醚脱除段中部分的顶部。

[0025] 所述的萃取精馏溶剂物流为有机含氧化合物物流或者其水溶液物流，萃取精馏溶剂物流中的有机含氧化合物选自甲醇、乙醇、异丙醇、丙酮中的一种或多种混合物，优选地，所述有机含氧化合物为甲醇和/或丙酮。当以有机含氧化合物水溶液形式应用时，所述水溶液的有机含氧化合物的质量含量≥85wt％；优选至少93wt％；所述有机含氧化合物的水溶液物流可通过有机含氧化合物物流与部分或全部外排洗涤水物流混合得到。

[0026] 所述的包含丙烷和二甲醚的原料物流，对于丙烷含量基本没有要求，并且其中可以包含相对宽范围的二甲醚含量，即本发明方法对原料物流的二甲醚含量适应性很强，例如所述包含丙烷和二甲醚的原料物流中的二甲醚的质量分数为1～60wt％，优选为2～45％。

[0027] 原则上，包含丙烷和二甲醚的原料物流可以来自任何合适的含氧化合物转化过程，只要其中在反应流出物分割精制过程中能够产生包含丙烷和二甲醚从而可以通过二甲醚脱除进一步处理的相关物流即可。例如，所述包含丙烷和二甲醚的原料物流可以来自含氧化合物制烯烃过程，在此情况下，除了丙烷和二甲醚外，所述原料物流中还可能包含其它组分，如碳二组分、丙烯组分和碳四组分等。

[0028] 按照本发明，在整个操作过程中，可以按照本领域常规操作确定和选择各操作段内的操作压力、操作温度和回流比，一般地，在所述二甲醚脱除段和水洗段内，操作绝对压力可以为1.1～3.5MPa，优选1.3～3.0MPa；操作温度为31～198℃，优选38～165℃，回流比为0.3～2.5，优选为0.5～1.9。在优选的操作压力和操作温度范围内，塔顶冷凝器可用冷却水作为冷源，塔釜再沸器可用低压蒸汽作为热源，从而能使操作系统的公用工程等级最优。

[0029] 所述二甲醚脱除段的理论塔板数为10～26块，优选为12～20块理论塔板；所述水洗段的理论塔板数为2～6块，优选为3～4块理论塔板。

[0030] 所述萃取剂物流中的有机含氧化合物与包含丙烷和二甲醚的原料物流的质量流量比为0.5～8，优选为0.7～6；所述水流与包含丙烷和二甲醚的原料物流的质量流量比为0.15～2，优选为0.25～1。

[0031] 考虑到脱除的二甲醚可继续用于含氧化合物转化过程，有机含氧化合物或其水溶液可以为含氧化合物转化过程的原料，从而使萃取精馏溶剂更容易获得，并且这样所得到的包含二甲醚和有机含氧化合物的溶液可以直接返回含氧化合物转化过程继续反应，从而可以大幅度节约操作成本且可以实现含氧化合物转化过程更高的原料转化率。

[0032] 与现有技术相比，本发明的有益效果体现在以下几方面：

[0033] (1)所得精制丙烷中的总氧化物含量可低于100mg/kg，且其中甲醇含量可低于30mg/kg，从而该产品既可用于液化石油气，也可用作丙烷脱氢或轻烃裂解装置的原料，进而使含氧化合物转化过程中副产的包含丙烷和二甲醚的物流大幅度提质；

[0034] (2)由于可以利用含氧化合物转化过程的原料和/或产物作为用作萃取精馏溶剂的有机含氧化合物，并且所获得的包含二甲醚和有机含氧化合物的溶液可以直接返回含氧化合物转化过程进一步用作原料，因此，完全没有由于使用不同萃取精馏溶剂而增加丙烷精制过程的原料成本，并且甚至进一步提高了含氧化合物转化过程的原料利用率或转化率。

附图说明

[0035] 图1为本发明第一种工艺示意图；

[0036] 图2为本发明第二种工艺示意图；

[0037] 图3为本发明第三种工艺示意图；

[0038] 图4为本发明第四种工艺示意图；

[0039] 图5为本发明第五种工艺示意图。

[0040] 在各附图中，相同的设备和物流以相同的附图标记表示，其中，1为包含丙烷和二甲醚的原料物流，2为有机含氧化合物或其水溶液物流，3为水流，4为气相精制丙烷物流，5为冷凝精制丙烷物流，6为脱水精制丙烷物流，7为精制丙烷物流，8为回流精制丙烷物流，9为精制丙烷产品物流，10为外排洗涤水物流，11为脱除的水流，12为包含二甲醚和有机含氧化合物的物流，13为塔釜再沸器进料物流，14为塔釜再沸器出料物流，15为初步精制丙烷物流，16为段间气相丙烷物流，17为段间液相丙烷物流，18为增压后的段间液相丙烷物流；19为回用洗涤水物流，20为有机含氧化合物物流、段间液相丙烷物流和回用洗涤水物流混合后的物流，21为增压后的混合物流，E1为塔顶冷凝器，E2为塔釜再沸器，V为分水回流罐，P1为回流丙烷增压泵，P2为段间液相丙烷增压泵，A为第一塔，B为第二塔，I为二甲醚脱除段，II为水洗段。

具体实施方式

[0041] 下面对本发明的实施例作详细说明，本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。

[0042] 实施例1

[0043] 由含氧化合物制烯烃过程获得包含丙烷和二甲醚的原料物流，原料物流流量为4t/h，其中二甲醚的含量为45wt％，还含有0.25wt％的丙烯。

[0044] 丙烷精制过程按附图1所示单塔工艺流程进行，其中水洗段II位于二甲醚脱除段I的上方，二甲醚脱除段I和水洗段II之间设有积液槽和升气管。

[0045] 二甲醚脱除处理在二甲醚脱除段I中完成，二甲醚脱除段I分为上部分、中部分和下部分，包括以下步骤：从二甲醚脱除段I下部分的顶部通入包含丙烷和二甲醚的原料物流1，从该段中部分的顶部通入有机含氧化合物物流2，从该段上部分的顶部通入回流精制丙烷物流8，从二甲醚脱除段顶部得到的初步精制丙烷物流(附图中未标出)，塔釜得到包含二甲醚和有机含氧化合物的物流，该物流分成两部分，其中塔釜再沸器进料物流13经塔釜再沸器E2加热得到塔釜再沸器出料物流14进行循环，其余部分即包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12送至含氧化合物制烯烃装置，用作反应过程的原料；

[0046] 水洗处理在水洗段II中完成，包括以下步骤：初步精制丙烷物流通过升气管进入从水洗段II底部进入，水流3从水洗段II顶部进入，在水洗段II的顶部得到气相精制丙烷物流4，水洗段II底部得到洗涤水物流由积液槽收集后外排；

[0047] 脱水处理在分水回流罐中完成，包括以下步骤：气相精制丙烷物流4通过塔顶冷凝器E1冷凝后得到冷凝精制丙烷物流5，通过分水回流罐V脱水得到脱水精制丙烷物流6和脱除的水流11，其中脱水精制丙烷物流6通过回流丙烷增压泵P1增压后成为精制丙烷物流7，精制丙烷物流7部分回流至二甲醚脱除段I的顶部成为回流精制丙烷物流8，(也就是二甲醚脱除段上部分的顶部，下同)，其余作为精制丙烷产品物流9采出，脱除的水流11和来自于积液槽的洗涤水物流混合后作为外排洗涤水物流10排出。

[0048] 其中塔顶的操作压力为1.33MPa绝压，和塔顶的操作温度为39.1℃(二甲醚脱除段顶部的温度为38.3℃)，和塔釜的操作温度为137.4℃，和二甲醚脱除段的理论板数为20块，和水洗段的理论板数为4块，其中原料物流从二甲醚脱除段的第16块理论板位置进料，萃取精馏溶剂从二甲醚脱除段的第4块理论板位置进料，作为萃取精馏溶剂的有机含氧化合物为丙酮和甲醇的混合物，其中丙酮含量为3wt％，有机含氧化合物与原料物流的质量流量比为5.9，水流与原料物流的质量流量比为0.25，塔的操作回流比为1.82。该工艺流程的物料平衡如表1所示。

[0049] 表1实施例1的物料平衡结果

[0050]

[0051]

[0052] 由表1所示数据可知，通过本发明方法，可以从包含丙烷和二甲醚的原料物流中有效脱除二甲醚，所得精制丙烷产品物流的总氧化物含量为58mg/kg，其中甲醇含量为5mg/kg，所得包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12可引入含氧化合物制烯烃装置，并用作反应过程的原料。

[0053] 实施例2

[0054] 由含氧化合物制烯烃过程获得包含丙烷和二甲醚的原料物流，流量为3.2t/h，其中二甲醚的含量为38wt％，还含有0.15wt％的丙烯及0.8wt％的碳四组分。

[0055] 丙烷精制过程按附图2所示的单塔工艺流程进行，与实施例1的工艺流程基本类似，主要不同之处在于：二甲醚脱除段I和水洗段II之间不设积液槽和升气管，从水洗段底部流出的洗涤水物流直接流至二甲醚脱除段的顶部。

[0056] 其中，塔内的操作压力为1.63MPa绝压(塔顶压力)，和塔顶的操作温度为49.5℃(二甲醚脱除段顶部的温度为47.2℃)，和塔釜的操作温度为140.3℃，和二甲醚脱除段的理论板数为17块，和水洗段的理论板数为4块，其中原料物流从二甲醚脱除段的第15块理论板位置进料，萃取精馏溶剂从二甲醚脱除段的第4块理论板位置进料，作为萃取精馏溶剂的有机含氧化合物为甲醇，有机含氧化合物与原料物流的质量流量比为5.6，水流与原料物流的质量流量比为0.29，塔的操作回流比为1.21。该工艺流程的物料平衡如表2所示。

[0057] 表2实施例2的物料平衡结果

[0058]

[0059]

[0060] 由表2所示数据可知，通过本发明方法，可以从包含丙烷和二甲醚的原料物流中有效脱除二甲醚，所得精制丙烷产品物流的总氧化物含量为31mg/kg，其中甲醇含量为3mg/kg，所得包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12可引入含氧化合物制烯烃装置，并用作反应过程的原料。

[0061] 实施例3

[0062] 由含氧化合物制烯烃过程获得包含丙烷和二甲醚的原料物流，原料物流流量为1.2t/h，其中二甲醚的含量为2wt％，和还含有0.3wt％的丙烯及1.1wt％的碳四组分。

[0063] 丙烷精制过程按附图3所示的双塔工艺流程进行，包括第一塔A和第二塔B，其中第一塔包括二甲醚脱除段I，第二塔包括水洗段II。具体工艺流程如下：

[0064] 二甲醚脱除处理在第二塔B中完成，二甲醚脱除段I分为上部分、中部分和下部分，包括以下步骤：从该段下部分的顶部通入包含丙烷和二甲醚的原料物流1，从该段中部分的顶部通入有机含氧化合物的水溶液物流2，从该段上部分的顶部通入回流精制丙烷物流8，从该段顶部得到的初步精制丙烷物流15，从该塔塔釜得到含二甲醚和有机含氧化合物的物流，该物流一部分经塔釜再沸器E2进行循环，其余部分送至含氧化合物制烯烃装置，用作反应过程的原料；

[0065] 水洗处理在第一塔A中完成，包括以下步骤：初步精制丙烷物流15从该塔底部进入，水流3从该塔顶部进入，在该塔顶部得到气相精制丙烷物流4，该塔塔釜得到的洗涤水物流排出；

[0066] 脱水处理在分水分流罐中完成，包括以下步骤：气相精制丙烷物流4通过塔顶冷凝器E1冷凝后得到冷凝精制丙烷物流5，通过分水回流罐V脱水得到脱水精制丙烷物流6和脱除的水流11，其中脱水精制丙烷物流6通过回流丙烷增压泵P1增压后，部分回流至二甲醚脱除段I的顶部，其余作为精制丙烷产品物流9采出。

[0067] 其中第一塔塔顶的操作压力为2.95MPa绝压，和第一塔塔顶的操作温度为76.0℃，和第二塔塔釜的操作温度为166.2℃，和二甲醚脱除段的理论板数为12块，和水洗段的理论板数为3块，其中原料物流从二甲醚脱除段的第11块理论板位置进料，萃取精馏溶剂从二甲醚脱除段的第4块理论板位置进料，作为萃取精馏溶剂的有机含氧化合物为甲醇水溶液，其中甲醇含量为94wt％，有机含氧化合物与原料物流的质量流量比为0.71，水流与原料物流的质量流量比为1，塔的操作回流比为0.51。该工艺流程的物料平衡如表3所示。

[0068] 表3实施例3的物料平衡结果

[0069]

[0070] 由表3所示数据可知，通过本发明方法，可以从包含丙烷和二甲醚的原料物流中有效脱除二甲醚，所得精制丙烷产品物流的总氧化物含量为36mg/kg，其中甲醇含量为3mg/kg，所得包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12可引入含氧化合物制烯烃装置，并用作反应过程的原料。

[0071] 实施例4

[0072] 由含氧化合物制烯烃过程获得包含丙烷和二甲醚的原料物流，原料物流流量为1.8t/h，其中二甲醚的含量为5wt％，还含有0.2wt％的丙烯及1.3wt％的碳四组分。

[0073] 丙烷精制过程按附图4所示的双塔工艺流程进行，包括第一塔A和第二塔B，其中第一塔A包括水洗段II和二甲醚脱除段I的上部分，并在两者之间设有积液槽和升气管，第二塔B包括二甲醚脱除段I的中部分和下部分，具体工艺流程如下：

[0074] 在第二塔B中，从二甲醚脱除段下部分的顶部通入包含丙烷和二甲醚的原料物流1，从二甲醚脱除段中部分的顶部通入有机含氧化合物物流2和增压后的段间液相丙烷物流
18，从该塔塔釜得到包含二甲醚和有机含氧化合物的物流，该物流一部分经塔釜再沸器E2进行循环，其余部分送至含氧化合物制烯烃装置，用作反应过程的原料；

[0075] 在第一塔A中，从二甲醚脱除段上部分的底部通入段间气相丙烷物流16，回流精制丙烷物流8从二甲醚脱除段上部分的顶部加入，该塔塔釜排出的段间液相丙烷物流17通过段间液相丙烷增压泵P2增压后，加入第二塔B中二甲醚脱除段中部分的顶部；从二甲醚脱除段上部分顶部得到的初步精制丙烷物流(附图中未标出)通过升气管进入水洗段II的底部，水流3从水洗段II的顶部进入，在水洗段II顶部得到气相精制丙烷物流4，水洗段II底部由积液槽收集得到的洗涤水物流外排并与脱除的水流11混合作为外排洗涤水物流10排出；

[0076] 脱水处理在分水分流罐中完成，包括以下步骤：气相精制丙烷物流4通过塔顶冷凝器E1冷凝后得到冷凝精制丙烷物流5，通过分水回流罐V脱水得到脱水精制丙烷物流6和脱除的水流11，其中脱水精制丙烷物流6通过回流丙烷增压泵P1增压后，部分回流至二甲醚脱除段I的顶部，其余作为精制丙烷产品物流9采出。

[0077] 其中第一塔塔顶的操作压力为1.73MPa绝压，和第一塔塔顶的操作温度为52.8℃，和第二塔塔釜的操作温度为150.2℃，和二甲醚脱除段的理论板数为16块，和水洗段的理论板数为3块，其中原料物流从二甲醚脱除段的第13块理论板位置进料，萃取精馏溶剂从二甲醚脱除段的第4块理论板位置进料，作为萃取精馏溶剂的有机含氧化合物为甲醇，有机含氧化合物与原料物流的质量流量比为2，水流与原料物流的质量流量比为0.75，塔的操作回流比为0.65。该工艺流程的物料平衡如表4所示。

[0078] 表4实施例4的物料平衡结果

[0079]

[0080] 由表4所示数据可知，通过本发明方法，可以从原料物流中有效脱除二甲醚，所得精制后的原料物流的总氧化物含量为50mg/kg，其中甲醇含量为3mg/kg，所得包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12可引入含氧化合物制烯烃装置，并用作反应过程的原料。

[0081] 实施例5

[0082] 由含氧化合物制烯烃过程获得包含丙烷和二甲醚的原料物流，原料物流流量为2t/h，其中二甲醚的含量为20wt％，还含有1.5wt％的碳四组分。

[0083] 丙烷精制过程按附图5所示的双塔工艺流程进行，与实施例4的工艺流程基本类似，主要不同之处在于：来自于外排洗涤水物流的回用洗涤水物流19与有机含氧化合物流2及段间液相丙烷物流17混合之后形成有机含氧化合物物流、段间液相丙烷物流和回用洗涤水物流混合后的物流20，该物流经段间液相丙烷增压泵P2增压后成为增压后的混合物流21，加入二甲醚脱除段中部分的顶部(实施例4没有回用外排洗涤水物流)。

[0084] 其中第一塔塔顶的操作压力为1.8MPa绝压，和第一塔塔顶的操作温度为52.9℃，和第二塔塔釜的操作温度为146.5℃，和二甲醚脱除段的理论板数为15块，和水洗段的理论板数为4块，其中原料物流从二甲醚脱除段的第12块理论板位置进料，萃取精馏溶剂从二甲醚脱除段的第5块理论板位置进料，作为萃取精馏溶剂的有机含氧化合物为甲醇水溶液，其中甲醇含量为95.7wt％，有机含氧化合物与原料物流的质量流量比为2.2，水流与原料物流的质量流量比为0.65，塔的操作回流比为1.15。该工艺流程的物料平衡如表5和表6所示。

[0085] 表5实施例5的物料平衡结果1

[0086]

[0087] 表6实施例5的物料平衡结果2

[0088]

[0089] 由表5和表6所示数据可知，通过本发明方法，可以从原料物流中有效脱除二甲醚，所得精制后的原料物流的总氧化物含量为26mg/kg，其中甲醇含量为1mg/kg，所得包含二甲醚和有机含氧化合物的物流12可引入含氧化合物制烯烃装置，并用作反应过程的原料。

[0090] 由以上各计算实施例可知，通过本发明的技术方案，包含丙烷和二甲醚的原料物流中的丙烷得到了很好的精制，所制得的精制丙烷可用作丙烷脱氢或轻烃裂解的原料，也可用作液化石油气，由此大幅度提高了原料物流的利用价值。