技术领域：

本发明主要涉及一步法制二甲醚的分离方法，尤其涉及合成气一步法制二甲醚的分 离方法。

背景技术：

二甲醚是符合当今环保要求的重要绿色工业产品，它的主要用途为：清洁燃料、 气雾剂、致冷剂、发泡剂、有机合成的中间体等。二甲醚作为车用和一般的代用燃料， 有天燃气、甲醇、乙醇、氢气不可比拟的综合优势。国内外大量研究结果表明，二甲醚 液化后可直接替代柴油用作汽车燃料，其燃料效果比甲醇燃料好，除具有甲醇燃料所具 有的优点外，还克服了其低温起动性能和加速性能差的缺点。研究表明，大规模生产二 甲醚的成本不会高于柴油，成本和污染都低于丙烷和压缩天然气等低污染替代燃料。因 此，二甲醚作为汽车燃料发展前景极其诱人。制取二甲醚的工艺正从精细化工转化为基 础化工。

现有技术的一步法制二甲醚(DME)的常规分离方法见图1。反应后气体6在冷 凝器1中冷凝(40℃)，冷凝液为粗二甲醚溶液。未凝气体16中含有不凝气体H2、CO、 CO2及少量二甲醚气体进入吸收塔2，在2.0MPa和20-35℃下用水吸收，其底流产物 为醚水溶液8，吸收尾气15返回气柜作燃料。醚水溶液8和粗二甲醚溶液7混合后进 入精馏塔4。精馏操作条件为0.5-0.8MPa，塔顶温度为20℃，产品为精二甲醚12。 塔釜温度为150℃，其底流产物为软水13，返回吸收塔2作吸收剂。

该技术存在的主要问题是：目前这一方法虽在国内千吨级试验装置中采用，但不 能稳定运行，达不到设计指标，差距较大。虽然设计的计算方法由于没有将实验相平衡 数据与方法模拟结合、使模拟数据与试验数据取得一致而存在一定的问题，但主要原因 是在合成气一步法制二甲醚的合成反应中，由于合成原料不同，合成反应后的气体与甲 醇脱水后制二甲醚的气体成份有较大差别。前者除了有H2、CO、DME、CH3OH外，还有 大量的CO2存在。CO2和二甲醚(DME)的分离比较困难，用常规的分离方法不能使这 两种组分有效分离。

另外在冷凝或者是用水吸收的条件下，都有一部分CO2进入粗二甲醚溶液或水溶液 中。而在精馏塔顶或者是塔顶侧线，将有一部分CO2进入精醚中。为此产品的质量无法 保证，难以连续生产。

同时吸收塔中，水对二甲醚的溶解度很低，在2.0Mpa和20℃的数据表明，水溶液 中的二甲醚浓度不足2％。有一部分二甲醚随尾气进入气柜，造成二甲醚的损失。因此， 二甲醚的产品纯度达不到98％，合成反应后的气体中二甲醚的回收率达不到95％以上。

发明内容：

本发明的目的在于避免现有技术的不足之处而提供一种合成气一步法制二甲醚的 分离方法。在试验相平衡数据的基础上，建立一个新的方法，使二甲醚的纯度达到98％ 以上，合成反应后的粗甲醚溶液中二甲醚的回收率达到98％以上，并可以稳定运行。

本发明的目的可以通过采用以下技术方案来实现：一种合成气一步法制二甲醚的 分离方法，包括有反应后的气体(6)经冷凝器(1)冷凝，未凝气体(16)进入吸收塔 (2)下部，用软水(13)吸收，吸收塔(2)的塔顶产物尾气(15)进入气柜，其主要 特点在于冷凝器(1)的底流产物粗二甲醚溶液(7)和/或吸收塔(2)的底流产物醚水 溶液(8)进入闪蒸罐(3)，闪蒸后气体(9)送入吸收塔(2)底部；闪蒸罐(3)底流 产物纯醚溶液(10)，进入二甲醚精馏塔(4)，塔顶产物为精二甲醚(12)；底流产物为 粗甲醇溶液(11)。

所述的合成气一步法制二甲醚的分离方法的醚水溶液(8)进入闪蒸罐(3)的压力 为0.1-0.9MPa，闪蒸罐的温度为40-100℃。闪蒸罐(3)底流产物纯醚溶液(10)进 入二甲醚精馏塔(4)的温度为80-150℃。

所述的二甲醚精馏塔(4)的压力为0.2-2.2MPa。塔顶温度为20-90℃，塔釜温度 为150-220℃。

本发明的合成气一步法制二甲醚的分离方法还包括有二甲醚精馏塔(4)的底流产 物粗甲醇溶液(11)进入甲醇回收塔(5)，其底流产物为软水(13)，塔侧线产物为精 甲醇(14)。

所述的甲醇回收塔(5)的压力为0.1-0.8Mpa；塔釜温度为80-150℃，塔顶温度 为40-90℃。底流产物粗甲醇溶液(11)进入甲醇回收塔(5)的温度为80-150℃。

本发明还包括了吸收塔尾气(15)去变压吸附或膜分离提取有用成份CO和H2后， 返回二甲醚合成单元做合成原料。

本发明的有益效果是：

1.本发明使二甲醚的产品纯度达到98％以上，合成反应后的粗二甲醚溶液中二甲 醚的回收率达到98％以上(99％)。

2.适合于采用合成气一步法的情况下，各种原料经合成气制二甲醚的工艺过程， 制取合成气的原料不受限制。

3.合成气中的H2和CO的比例不受限制，特别适合于气体中含有CO2等气体。合成 反应器的种类不受限制。

附图说明：

图1为现有技术的一步法制二甲醚的常规分离方法；

图2本发明合成气一步法制二甲醚的分离方法。

具体实施方式：

下面通过实施例对本发明作进一步详述，但本发明并不局限于实施例。

实施例：附图2为本发明合成气一步法制二甲醚的分离方法的一种。反应后的气体 6在温度为200-300℃，压力为1.5-6.0Mpa，经冷凝器1冷凝(40℃)，大部分二甲醚 蒸气在此冷凝，甲醇蒸气也被冷凝。含有不凝气体H2、CO、CO2、少量惰性气体CH4、N2 及未冷凝的二甲醚气体的未凝气体16经减压至0.6-4.8MPa，进入吸收塔2下部，在 2.0MPa，20-35℃下用软水13吸收，冷凝器1的底流产物粗二甲醚溶液7和吸收塔2 的底流产物醚水溶液8进入闪蒸罐3，闪蒸罐的温度为40-100℃。闪蒸后气体9送入 吸收塔2底部；闪蒸罐3底流产物纯醚溶液10，进入二甲醚精馏塔4，塔顶产物为精二 甲醚12；底流产物为粗甲醇溶液11。醚水溶液8进入闪蒸罐3的压力为0.1-0.9MPa。 闪蒸罐3底流产物纯醚溶液10进入二甲醚精馏塔4的温度为80-150℃。二甲醚精馏 塔4的压力为0.2-2.2MPa。塔顶温度为20-90℃，塔釜温度为150-220℃。二甲醚精馏 塔4的底流产物粗甲醇溶液11进入甲醇回收塔5，其底流产物为软水13，塔侧线产物 为精甲醇14。高级醇浓集于精馏塔底部塔板上侧线采出。甲醇回收塔5的压力为0.1- 0.8Mpa；塔釜温度为80-150℃，塔顶温度为40-90℃。底流产物粗甲醇溶液11进入甲 醇回收塔5的温度为80-150℃。吸收塔尾气15去变压吸附或膜分离提取有用成份CO和H2后，返回二甲醚合成单元做合成原料。

实施例1：表1为原料1分离过程中各物流产物的数据。

实施例2：表2为原料2分离过程中各物流产物的数据。

上述两表中物流12为二甲醚，分别达到99.16％、99.39％。

表1：

  物流序号   6   7   8   9   10   11   12   13   14   15   16   组分   V％   H2   .0591   .0003   0   .0024   0   0   0   0   0   .0851   .0776   N2   .0527   .0003   0   .0021   0   0   0   0   0   .0758   .0691   CO   .1851   .0018   .0001   .0101   0   0   0   0   0   .2664   .2426   CO2   .1926   .0288   .0021   .2053   .0002   0   .0083   0   0   .2752   .2440   CH4   .2040   .0031   .0001   .0164   0   0   0   0   0   .2937   .2671   DME   .1619   .3671   .0245   .7225   .0289   0   .9916   0   .0073   0   .0976   CH3OH   .0432   .1777   .0002   .0027   .0077   .0080   0   0   .9945   0   .0010   H2O   .1014   .4209   .9730   .0385   .9631   .9920   0   1.0000   .0018   .0038   .0011   流量Kmol   37.956   9.065   205.506   3.110   211.460   205.297   6.163   200.000   1.643   26.371   28.892

表2

  专利编号   6   7   8   9   10   11   12   13   14   15   16  组  分  V％   H2   .1797   .0005   .0001   .0098   0   0   0   0   0   .3204   .2870   N2   .0059   0   0   .0003   0   0   0   0   0   .0105   .0094   CO   .0929   .0003   0   .0058   0   0   0   0   0   .1656   .1483   CO2   .1101   .0084   .0015   .1566   .0002   0   .0061   0   0   .1946   .1709   CH4   .1711   .0009   .0001   .0152   0   0   0   0   0   .3051   .2730   DME   .1526   .2243   .0243   .7722   .0307   0   .9939   0   .0069   0   .1097   CH3OH   .0217   .0573   .0001   .0015   .0043   .0045   0   0   .9851   0   .0004   H2O   .2660   .7083   .9739   .0386   .9648   .9955   0   1.0000   .0080   .0038   .0013  流量Kmol   44.247   16.568   205.318   2.556   219.323   212.566   6.764   200.000   .971   24.817   27.679

对比例

对比例为图1所示的一步法制二甲醚的常规分离方法。反应后气体6在冷凝器1 中冷凝(40℃)，冷凝液为粗二甲醚溶液。未凝气体16中含有不凝气体H2、CO、CO2 及少量二甲醚气体进入吸收塔2，在2.0MPa和20-35℃下用水吸收，其底流产物为醚水 溶液8，吸收尾气15返回气柜作燃料。醚水溶液8和粗二甲醚溶液7混合后进入精馏 塔4。精馏操作条件为0.5-0.8MPa，塔顶温度为20℃，产品为精二甲醚12。塔釜温度 为150℃，其底流产物为软水13，返回吸收塔2作吸收剂。该方法与实施例的不同点 是在吸收塔2与精馏塔4之间不增设闪蒸罐3，为此醚水溶液8和粗二甲醚溶液7混合 后直接进入精馏塔4，而不是进入闪蒸罐3，并缺少闪蒸后气体9送入吸收塔2底部的 方法。而实施例中的闪蒸罐3底流产物为纯醚溶液10，经过闪蒸罐3，纯醚溶液10的 CO2等气体减少，在进入二甲醚精馏塔4，二甲醚产品纯度达到98％以上。合成反应后的 粗二甲醚溶液中二甲醚的回收率达到98％以上(99％)。

表3为原料3分离过程中各物流产物的数据。

上述表中物流12为二甲醚，仅能达到90.26％、

表4为实施例与对比例的效果对照。

表3

  专利编号   6   7   8   12   13   15   16   组分   V％   H2   .0618   .0004   0   .0005   0   .0920   .0818   N2   .0537   .0004   0   .0003   0   .0799   .0710   CO   .1892   .0018   .0001   .0021   0   .2813   .2501   CO2   .1751   .0266   .0019   .0905   0   .2362   .2233   CH4   .2069   .0032   .0001   .0040   0   .3069   .2731   DME   .1656   .3717   .0136   .9026   0   0   .0986   CH3OH   .0442   .1770   .0001   0   0   0   .0010   H2O   .1036   .4188   .9841   0   1.0000   .0038   .0011   流量Kmol   37.083   9.095   203.158   6.623   200.000   24.8304   24.830

表4

  实施例1   实施例2   对比例   产品中二甲醚   的浓度％   99.16   99.39   90.26   粗二甲醚溶液   中的二甲醚回   收率％   99.42   99.57   97.36