吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法

摘要

本发明涉及一种吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，主要解决现有技术中存在CO2脱除率低、MTO产品气中剩余CO2含量高、产品气体质量不达标的问题。本发明通过采用一种吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，采用加热、吸附‑吸收‑吸附三段串联、冷却等步骤脱除MTO产品气中CO2，并按MTO生产规模设置并联2～3组吸附单元，其中1～2组吸附，剩余1组再生以保持大规模MTO工业装置满负荷连续运行，使MTO产品气CO2含量≤2ppm，达到聚合级乙烯、聚合级丙烯质量标准的技术方案较好地解决了上述问题，可用于甲醇制烯烃的工业生产中。

权利要求

1.一种吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，采用吸附-吸收-吸附三段串联连接方式分离脱除MTO产品气中的CO2，甲醇制备烯烃MTO装置中含CO2的产品气经过换热和加热到吸附温度后，首先进入一次吸附器进行初步吸附CO2的操作，然后经过化学吸收器进行化学吸收CO2的操作，最后经过二次吸附器进行最终吸附CO2的操作并通过过滤脱除夹带的微量分子筛微细粉末，再经过换热和冷却到工艺温度后外送，从而将MTO装置产品气中的CO2脱除，使产品气中的CO2含量达到聚合级乙烯、聚合级丙烯的质量标准；所述的一次吸附器、化学吸收器、二次吸附器为串联连接并组成1组吸附单元，根据MTO装置不同的生产规模，可设置并联的2～3组吸附单元，其中1～2组吸附单元进行吸附吸收操作，剩余1组吸附单元进行解吸再生操作，以保持MTO大规模商业化工业生产装置满负荷连续平稳运行；当进行CO2解吸再生时，经再生气进料加热器加热至再生温度后的再生气，进入需要再生的一次吸附器和二次吸附器进行解吸CO2和再生吸附剂的操作，再生后的再生气进入再生气出料收集器进一步处理；其中，一次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为10～40℃；

操作压力为2.6～4.2MPaA；一次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为295～345℃；操作压力为0.20～0.50MPaA；一次吸附器设备主要参数为：长径比为2.0～4.0：1；吸附剂A型分子筛，其孔径为0.6～0.8nm；化学吸收器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为

10～40℃；操作压力为2.5～4.1MPaA；化学吸收器无解吸再生操作；化学吸收器设备主要参数为：长径比为0.6～1.4：1；化学吸收剂为氧化钙CaO颗粒和氢氧化钠NaOH颗粒的碱性混合物，氧化钙和氢氧化钠的质量比为1.8～4.8：1；二次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.4～4.0MPaA；二次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为295～345℃；操作压力为0.10～0.40MPaA；二次吸附器设备主要参数为：长径比为

1.0～3.0：1；吸附剂采用X型分子筛，其孔径为0.3～0.5nm。

2.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于进出料换热器操作运行的工艺参数为：操作温度为-30～40℃；操作压力为2.2～4.4MPaA；进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为0～40℃；操作压力为2.7～4.3MPaA。

3.根据权利要求2所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于进出料换热器操作运行的工艺参数为：操作温度为-20～30℃；操作压力为2.6～4.0MPaA；进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为10～30℃；操作压力为3.1～3.9MPaA。

4.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于一次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为3.0～3.8MPaA；一次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.30～

0.40MPaA；一次吸附器设备主要参数为：长径比为2.4～3.6：1；吸附剂采用硅铝比为2的A型分子筛；化学吸收器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.9～

3.7MPaA；化学吸收器设备主要参数为：长径比为0.8～1.2：1；二次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.8～3.6MPaA；二次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.20～0.30MPaA；二次吸附器设备主要参数为：长径比为1.4～2.6：1；吸附剂采用硅铝比为3的X型分子筛。

5.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于出料过滤器操作运行的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.3～3.9MPaA；出料冷却器操作运行的工艺参数为：操作温度为-30～30℃；操作压力为2.1～3.7MPaA。

6.根据权利要求5所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于出料过滤器操作运行的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.7～3.5MpaA；出料冷却器操作运行的工艺参数为：操作温度为-20～10℃；操作压力为2.5～3.3MPaA。

7.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于再生气进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为25～345℃；操作压力为0.25～

0.55MPaA；再生气出料收集器操作运行的工艺参数为：操作温度为25～345℃；操作压力为

0.05～0.35MPaA。

8.根据权利要求7所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于再生气进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.35～

0.45MPaA；再生气出料收集器操作运行的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为

0.15～0.25MPaA。

9.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于化学吸收剂体积为化学吸收器体积的70～90％。

10.根据权利要求1所述吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，其特征在于A型分子筛体积为一次吸附器体积的70～90％；X型分子筛体积为二次吸附器体积的70～

90％。

说明书

吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法。

背景技术

[0002] 甲醇制烯烃(MTO)装置由催化反应单元和烯烃分离单元二部分组成，甲醇经催化反应单元生成乙烯、丙烯等目标产品，这些目标产品组成的产品气含有微量CO2组分需要在烯烃分离单元中加以脱除。烯烃分离单元与国内外成熟的乙烯装置分离单元类似，采用氢氧化钠NaOH水溶液碱洗方法脱除产品气中的CO2组分，但在碱洗过程中会产生废碱液和黄油，这些废液是环境治理重点关注的对象。通常，废碱液的处理方法是送到焚烧炉直接焚烧，既消耗大量的燃料气，又需要补充大量工业水制备新鲜碱液，由此增加了操作运行费用，还增加了整个工艺装置CO2的排放量。另外，在使用NaOH水溶液碱洗的过程中，还会产生一定量的高分子聚合物黄油，由于黄油粘度很高，极易堵塞碱洗塔的塔盘，而为了抑制减少黄油的产生，需要注入一定量的黄油抑制剂，由此增加了工艺装置的运行成本。

[0003] 除碱洗方法脱除产品气中的CO2外，还可以考虑其它脱除CO2的方法。现有技术中的专利申请号为CN201180027276.3碳氢化合物气体处理，公开了一种从碳氢化合物气流中采用冷却、膨胀、冷凝、分馏等步骤，去除CO2的方法及设备，通过该发明专利深冷冷凝分馏分离的技术方法，CO2含量从38.5％(摩尔)降低到13.5％(摩尔)。专利申请号为CN201310032509.X低温甲醇洗烷烃脱氢组合系统及其与烯烃分离系统的耦合系统，公开了一种回收脱除一氧化碳后的生成气中的氢气系统，同时减少CO2的排放。专利申请号为CN201510965864.1一种适用于含高烃富二氧化碳气体的脱烃工艺，公开了一种通过聚酰亚胺膜将二氧化碳气体脱烃的工艺，得到工业级液体二氧化碳和食品级液体二氧化碳。

[0004] 现有技术中的专利申请号CN201180027276.3和专利申请号CN201310032509.X以及专利申请号CN201510965864.1虽然避免了采用碱洗过程产生废液污染环境的不足，但是这些技术脱除CO2后的产品气中CO2含量高达13.5％，远远不能达到CO2含量≤5ppm的要求，存在CO2脱除率低、MTO产品气中剩余CO2含量高、产品气体质量不达标的问题。

发明内容

[0005] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在CO2脱除率低、MTO产品气中剩余CO2含量高、产品气体质量不达标的问题，提供一种新的吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法。该方法具有CO2脱除率高、MTO产品气中剩余CO2含量低、产品气体质量达标的优点。

[0006] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种吸附分离甲醇制烯烃产品气中二氧化碳的方法，采用吸附-吸收-吸附三段串联连接方式分离脱除MTO产品气中的CO2，甲醇制备烯烃MTO装置中含CO2的产品气经过换热和加热到吸附温度后，首先进入一次吸附器进行初步吸附CO2的操作，然后经过化学吸收器进行化学吸收CO2的操作，最后经过二次吸附器进行最终吸附CO2的操作并通过过滤脱除夹带的微量分子筛微细粉末，再经过换热和冷却到工艺温度后外送，从而将MTO装置产品气中的CO2脱除，使产品气中的CO2含量达到聚合级乙烯、聚合级丙烯的质量标准；所述的一次吸附器、化学吸收器、二次吸附器为串联连接并组成1组吸附单元，根据MTO装置不同的生产规模，可设置并联的2～3组吸附单元，其中1～2组吸附单元进行吸附吸收操作，剩余1组吸附单元进行解吸再生操作，以保持MTO大规模商业化工业生产装置满负荷连续平稳运行；当进行CO2解吸再生时，经再生气进料加热器加热至再生温度后的再生气，进入需要再生的一次吸附器和二次吸附器进行解吸CO2和再生吸附剂的操作，再生后的再生气进入再生气出料收集器进一步处理；其中，一次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.6～4.2MPaA；一次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为295～345℃；操作压力为0.20～0.50MPaA；一次吸附器设备主要参数为：长径比为2.0～4.0：1；吸附剂A型分子筛，其孔径为0.6～0.8nm；化学吸收器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.5～4.1MPaA；化学吸收器无解吸再生操作；化学吸收器设备主要参数为：长径比为0.6～1.4：1；化学吸收剂为氧化钙CaO颗粒和氢氧化钠NaOH颗粒的碱性混合物，氧化钙和氢氧化钠的质量比为1.8～4.8：
1；二次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.4～
4.0MPaA；二次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为295～345℃；操作压力为
0.10～0.40MPaA；二次吸附器设备主要参数为：长径比为1.0～3.0：1；吸附剂采用X型分子筛，其孔径为0.3～0.5nm。

[0007] 上述技术方案中，优选地，进出料换热器操作运行的工艺参数为：操作温度为-30～40℃；操作压力为2.2～4.4MPaA；进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为0～40℃；操作压力为2.7～4.3MPaA。

[0008] 上述技术方案中，更优选地，进出料换热器操作运行的工艺参数为：操作温度为-20～30℃；操作压力为2.6～4.0MPaA；进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为10～
30℃；操作压力为3.1～3.9MPaA。

[0009] 上述技术方案中，优选地，一次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为3.0～3.8MPaA；一次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.30～0.40MPaA；一次吸附器设备主要参数为：长径比为2.4～
3.6：1；吸附剂采用硅铝比为2的A型分子筛；化学吸收器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.9～3.7MPaA；化学吸收器设备主要参数为：长径比为0.8～
1.2：1；二次吸附器吸附吸收操作的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.8～
3.6MPaA；二次吸附器解吸再生操作的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为
0.20～0.30MPaA；二次吸附器设备主要参数为：长径比为1.4～2.6：1；吸附剂采用硅铝比为
3的X型分子筛。

[0010] 上述技术方案中，优选地，出料过滤器操作运行的工艺参数为：操作温度为10～40℃；操作压力为2.3～3.9MPaA；出料冷却器操作运行的工艺参数为：操作温度为-30～30℃；操作压力为2.1～3.7MPaA。

[0011] 上述技术方案中，更优选地，出料过滤器操作运行的工艺参数为：操作温度为20～30℃；操作压力为2.7～3.5MpaA；出料冷却器操作运行的工艺参数为：操作温度为-20～10℃；操作压力为2.5～3.3MPaA。

[0012] 上述技术方案中，优选地，再生气进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为25～345℃；操作压力为0.25～0.55MPaA；再生气出料收集器操作运行的工艺参数为：操作温度为25～345℃；操作压力为0.05～0.35MPaA。

[0013] 上述技术方案中，更优选地，再生气进料加热器操作运行的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.35～0.45MPaA；再生气出料收集器操作运行的工艺参数为：操作温度为315～325℃；操作压力为0.15～0.25MPaA。

[0014] 上述技术方案中，优选地，化学吸收剂体积为化学吸收器体积的70～90％。

[0015] 上述技术方案中，优选地，A型分子筛体积为一次吸附器体积的70～90％；X型分子筛体积为二次吸附器体积的70～90％。

[0016] 由于采用本发明所述的一种分子筛吸附分离MTO产品气中CO2的方法，因此：(1)烯烃分离单元将不再使用碱洗工艺流程，原有碱液系统将全部停用，避免了新鲜碱液的消耗，从而减少了碱液系统的运营费用。(2)在不减少目标产品乙烯和丙烯产量的前提下，不再产生废碱液和黄油，可以做到废碱液和黄油的零排放、黄油抑制剂的零消耗。(3)原有专门焚烧处理废碱液的焚烧系统也将停用，从而大大减少燃料气的消耗及相关的运营费用。(4)提高了CO2脱除率，使产品气的CO2含量达到聚合级乙烯、聚合级丙烯的质量标准，较好地解决了现有技术存在的问题。本发明首先加热MTO装置产品气，然后采用由吸附-吸收-吸附三段串联组成的吸附单元脱除MTO产品气中的CO2，最后过滤、冷却MTO产品气；并按MTO装置生产规模设置并联的2～3组吸附单元，其中1～2组吸附操作，剩余1组再生操作，以保持MTO大规模商业化工业生产装置满负荷连续运行，从而使新鲜碱液、黄油抑制剂零消耗，废碱液和黄油零排放；同时，脱除CO2后MTO产品气中的CO2含量≤2ppm，达到聚合级乙烯、聚合级丙烯的质量标准，取得了较好的技术效果。

附图说明

[0017] 图1为本发明所述方法的流程示意图。

[0018] 图1中，以并联3组吸附单元，其中2组吸附操作，剩余1组再生操作为，11、～14为MTO产品气，21、22为再生气，31为进出料换热器，32为进料加热器，33为出料过滤器，34为出料冷却器，35为再生气进料加热器，36为再生气出料收集器，101、201、301为一次吸附器，102、202、302为化学吸收器，103、203、303为二次吸附器。

[0019] 来自界外上游系统的MTO产品气11，经进出料换热器31预热至一定温度，再经进料加热器32进一步加热达到吸附温度后，MTO产品气12首先分别进入一次吸附器101和201进行初步吸附CO2的操作，然后分别经过化学吸收器102和202进行化学吸收CO2的操作，最后分别经过二次吸附器103和203进行最终吸附CO2的操作；已经脱除夹带CO2的MTO产品气13经出料过滤器33过滤脱除所夹带的微量分子筛细粉末颗粒，经进出料换热器31预冷至一定温度并回收部分热量，再经出料冷却器34进一步冷却达到工艺所要求的温度后，MTO产品气14外送下游系统。同时，经再生气进料加热器35加热至再生温度后的再生气21，进入需要再生的一次吸附器301和二次吸附器303进行解吸CO2和再生吸附剂的操作；化学吸收器302不需要再生操作，再生气从旁路通过化学吸收器302，再生后的再生气22进入再生气出料收集器36进一步加以处理。

[0020] 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

[0021] 【实施例1】

[0022] 采用本发明吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO装置的公称生产能力为180万吨/年甲醇，需要脱除CO2的MTO产品气流量为40500千克/小时，其组成如下：

[0023]产品气组分名称 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 CO2 合计
产率/重量％ 0.004 98.633 1.188 0.022 0.153 100.000

[0024] 根据MTO装置所述的生产规模，需要设置并联的2组吸附单元，其中1组吸附单元(设备101、102、103)进行吸附吸收操作，剩余1组吸附单元(设备201、202、203)进行解吸再生操作，以保持大规模商业化MTO工业生产装置满负荷连续平稳运行。本发明的工艺和方法如下：来自界外上游系统的MTO产品气(11)，经进出料换热器(31)预热至一定温度，再经进料加热器(32)进一步加热达到吸附温度后，MTO产品气(12)首先进入一次吸附器(101)进行初步吸附CO2的操作，然后经过化学吸收器(102)进行化学吸收CO2的操作，最后经过二次吸附器(103)进行最终吸附CO2的操作；已经脱除夹带CO2的MTO产品气(13)经出料过滤器(33)过滤脱除所夹带的微量分子筛微细粉末，经进出料换热器(31)预冷至一定温度并回收部分热量，再经出料冷却器(34)进一步冷却达到工艺所要求的温度后，MTO产品气(14)外送下游系统。同时，经再生气进料加热器(35)加热至再生温度后的再生气(21)，进入需要再生的一次吸附器(201)和二次吸附器(203)进行解吸CO2和再生吸附剂的操作；化学吸收器(202)不需要再生操作，再生气从旁路通过化学吸收器(202)，再生后的再生气(22)进入再生气出料收集器(36)进一步加以处理。

[0025] 本发明吸附吸收操作的工艺参数如下：

[0026] 进出料换热器壳侧入口操作温度为-21℃，出口操作温度为4℃，操作压力为3.2MPaA；

[0027] 进料加热器入口操作温度为4℃，出口操作温度为20℃，操作压力为3.1MPaA；

[0028] 一次吸附器操作温度为20℃，操作压力为3.0MPaA，一次吸附器设备长径比为2.7：1；化学吸收器操作温度为20℃，操作压力为2.9MPaA，化学吸收器设备长径比为0.9：1，化学吸收剂CaO：NaOH质量比为2.9：1；

[0029] 二次吸附器操作温度为20℃，操作压力为2.8MPaA，二次吸附器设备长径比为1.8：1；出料过滤器操作温度为20℃，操作压力为2.7MPaA；

[0030] 进出料换热器管侧入口操作温度为20℃，出口操作温度为-5℃，操作压力为2.6MPaA；

[0031] 出料冷却器入口操作温度为-5℃，出口操作温度为-21℃，操作压力为2.5MPaA；

[0032] 本发明解吸再生操作的工艺参数如下：

[0033] 再生气进料加热器入口操作温度为25℃，出口操作温度为305℃，操作压力为0.30MPaA；

[0034] 一次吸附器操作温度为305℃，操作压力为0.25MPaA；

[0035] 二次吸附器操作温度为305℃，操作压力为0.15MPaA；

[0036] 再生气出料收集器入口操作温度为305℃，出口操作温度为25℃，操作压力为0.10MPaA。

[0037] 化学吸收剂体积为化学吸收器体积的75.8％，A型分子筛体积为一次吸附器体积的82.1％，X型分子筛体积为二次吸附器体积的83.6％。

[0038] 由此，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为1.9ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0039] 【实施例2】

[0040] 按照实施例1所述的条件和步骤，只是工艺参数改变，本发明吸附吸收操作的工艺参数如下：

[0041] 进出料换热器壳侧入口操作温度为-30℃，出口操作温度为0℃，操作压力为2.8MPaA；

[0042] 进料加热器入口操作温度为0℃，出口操作温度为10℃，操作压力为2.7MPaA；

[0043] 一次吸附器操作温度为10℃，操作压力为2.6MPaA，一次吸附器设备长径比为2.0：1；化学吸收器操作温度为10℃，操作压力为2.5MPaA，化学吸收器设备长径比为0.6：1，化学吸收剂CaO：NaOH质量比为1.8：1；

[0044] 二次吸附器操作温度为10℃，操作压力为2.4MPaA，二次吸附器设备长径比为1.0：1；出料过滤器操作温度为10℃，操作压力为2.3MPaA；

[0045] 进出料换热器管侧入口操作温度为10℃，出口操作温度为-20℃，操作压力为2.2MPaA；出料冷却器入口操作温度为-20℃，出口操作温度为-30℃，操作压力为2.1MPaA；

[0046] 本发明解吸再生操作的工艺参数如下：

[0047] 再生气进料加热器入口操作温度为25℃，出口操作温度为295℃，操作压力为0.25MPaA；

[0048] 一次吸附器操作温度为295℃，操作压力为0.20MPaA；

[0049] 二次吸附器操作温度为295℃，操作压力为0.10MPaA；

[0050] 再生气出料收集器入口操作温度为295℃，出口操作温度为25℃，操作压力为0.05MPaA。

[0051] 化学吸收剂体积为化学吸收器体积的70.0％，A型分子筛体积为一次吸附器体积的70.0％，X型分子筛体积为二次吸附器体积的70.0％。

[0052] 由此，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为2.0ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0053] 【实施例3】

[0054] 按照实施例1所述的条件和步骤，只是工艺参数改变，本发明吸附吸收操作的工艺参数如下：

[0055] 进出料换热器壳侧入口操作温度为20℃，出口操作温度为30℃，操作压力为4.4MPaA；进料加热器入口操作温度为30℃，出口操作温度为40℃，操作压力为4.3MPaA；

[0056] 一次吸附器操作温度为40℃，操作压力为4.2MPaA，一次吸附器设备长径比为4.0：1；化学吸收器操作温度为40℃，操作压力为4.1MPaA，化学吸收器设备长径比为1.4：1，化学吸收剂CaO：NaOH质量比为4.8：1；

[0057] 二次吸附器操作温度为40℃，操作压力为4.0MPaA，二次吸附器设备长径比为3.0：1；出料过滤器操作温度为40℃，操作压力为3.9MPaA；

[0058] 进出料换热器管侧入口操作温度为40℃，出口操作温度为30℃，操作压力为3.8MPaA；出料冷却器入口操作温度为30℃，出口操作温度为20℃，操作压力为3.7MPaA；

[0059] 本发明解吸再生操作的工艺参数如下：

[0060] 再生气进料加热器入口操作温度为25℃，出口操作温度为345℃，操作压力为0.55MPaA；

[0061] 一次吸附器操作温度为345℃，操作压力为0.50MPaA；

[0062] 二次吸附器操作温度为345℃，操作压力为0.40MPaA；

[0063] 再生气出料收集器入口操作温度为345℃，出口操作温度为25℃，操作压力为0.35MPaA。

[0064] 化学吸收剂体积为化学吸收器体积的90.0％，A型分子筛体积为一次吸附器体积的90.0％，X型分子筛体积为二次吸附器体积的90.0％。

[0065] 由此，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为1.6ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0066] 【实施例4】

[0067] 按照实施例1所述的条件和步骤，只是MTO装置反应生成的产品气中乙烯/丙烯比为E/P＝0.8：1.0；由此，MTO产品气的组成也改变，其组成如下：

[0068]组分名称 水 氢气 甲烷 乙烷 乙烯 丙烷 丙烯 碳四及以上 CO2 合计
产率/质量％ 2.98 0.11 0.58 1.33 32.91 4.66 41.88 15.40 0.15 100.00[0069] 化学吸收剂体积为化学吸收器体积的78.6％，A型分子筛体积为一次吸附器体积的83.2％，X型分子筛体积为二次吸附器体积的84.1％。

[0070] 采用本发明所述吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为1.9ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥
99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0071] 【实施例5】

[0072] 按照实施例1所述的条件和步骤，只是MTO装置反应生成的产品气中乙烯/丙烯比为E/P＝1.0：1.0；由此，MTO产品气的组成也改变，其组成如下：

[0073]组分名称 水 氢气 甲烷 乙烷 乙烯 丙烷 丙烯 碳四及以上 CO2 合计
产率/质量％ 3.14 0.17 1.57 0.78 39.12 2.57 38.06 14.51 0.08 100.00[0074] 化学吸收剂体积为化学吸收器体积的79.7％，A型分子筛体积为一次吸附器体积的84.6％，X型分子筛体积为二次吸附器体积的85.8％。

[0075] 采用本发明所述吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为1.8ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥
99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0076] 【实施例6】

[0077] 按照实施例5所述的条件和步骤，只是MTO装置反应生成的产品气中乙烯/丙烯比为E/P＝1.2：1.0；由此，MTO产品气的组成也改变，其组成如下：

[0078]组分名称 水 氢气 甲烷 乙烷 乙烯 丙烷 丙烯 碳四及以上 CO2 合计
产率/质量％ 3.25 0.37 1.81 1.47 41.82 3.15 34.18 13.82 0.13 100.00[0079] 采用本发明所述吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为
1.9ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥
99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0080] 【实施例7】

[0081] 按照实施例5所述的条件和步骤，只是MTO装置反应生成的产品气组成改变，其组成如下：

[0082]组分名称 氢气 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 丙烷 碳四及以上 水 CO2 合计
产率/摩尔％ 2.81 3.64 46.51 0.87 30.16 1.95 8.19 5.81 0.06 100.00[0083] 采用本发明所述吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为
1.8ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥
99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0084] 【实施例8】

[0085] 按照实施例5所述的条件和步骤，只是MTO装置的公称生产能力扩大为360万吨/年甲醇，根据MTO装置的生产规模，需要设置并联的3组吸附单元，每组吸附单元由吸附-吸收-吸附三段串联连接组成，其中2组吸附单元(设备101、102、103和设备201、202、203)进行吸附吸收操作，剩余1组吸附单元(设备301、302、303)进行解吸再生操作，以保持大规模商业化MTO工业生产装置满负荷连续平稳运行。

[0086] 采用本发明所述吸附分离MTO产品气中二氧化碳的方法，MTO产品气通过加热、吸附-吸收-吸附三段串联处理、冷却等工艺过程以脱除CO2，净化后的MTO产品气中CO2含量为1.9ppm；MTO产品气再进一步分离精制，得到纯度≥99.95mol％的聚合级乙烯产品和纯度≥
99.6mol％的聚合级丙烯产品。

[0087] 【对比例1】

[0088] 现有技术采用氢氧化钠NaOH水溶液碱洗方法脱除CO2需要消耗一定流量的新鲜碱液和黄油抑制剂，同时排放一定流量的废碱液和黄油，需要加以专门环保处理，达标以后才能排放。而采用深冷冷凝分馏分离的技术方法脱除产品气中的CO2，脱除CO2后的产品气中CO2含量为13.5％，产品气体质量不达标。而采用碱洗-水洗的方法，虽然可以脱除MTO反应气中的二氧化碳，使产品质量达标；但是，在碱洗-水洗过程中，会产生废碱液和黄油，这些废碱液和黄油需要送环保部门进行专门的无害化处理后，达标排放，由此增加了MTO工艺装置的运行成本。