本实用新型属于煤基甲醇制丙烯工艺领域，特别是煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置。
背景技术：
鲁奇甲醇制烯烃工艺(即，MTP工艺)除了主产丙烯外，还副产汽油产物。比如，目前神华宁煤集团的两套甲醇制丙烯工业装置(丙烯产量50万吨/年)，副产汽油产物(即烃类副产物)近40万吨/年，这些烃类副产物主要成分有烯烃、环烷烃、芳烃等，杂质含量非常少，几乎不含S和N，直接作为燃料燃烧十分浪费，同时还存在昂贵的汽油税，导致现有以汽油为主要产品的分离工艺的经济效益差。而上述烃类副产物中，包含有高碳烃类混合物(即C6+烃类混合物)，其中含有碳九馏分(C9馏分)，C9馏分中出了包括C9组分外，还包括部分沸点处于C9组分范围内而无法与C9组分分离的沸点较高的C8馏分，C9馏分中的C9组分能够作为石油树脂的原料，可以显著地增加鲁奇甲醇制烯烃工艺(即，MTP工艺)的经济效益，实现多元化生产，延长煤化工产业链，提高煤炭转换附加值具有重要意义。而现有分离工艺及分离装置并不能有效分离出碳九馏分。
技术实现要素：
本实用新型的目的在于提供一种煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置，该分离装置能够从煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C9馏分分离出来以作为石油树脂原料，分离效果好。
为实现本实用新型的目的，采用以下的技术方案：
一种煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置，包括：
重组分分离塔，用于接收煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物，并对其进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C9烃类混合物和作为塔底产物的C10+烃类混合物；
C9分离塔，用于对来自所述重组分分离塔的塔顶产物进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C8烃类混合物和作为塔底产物的C9馏分。
优选地，所述分离装置还包括：
甲醇制丙烯反应器，用于接收原料甲醇以发生甲醇制丙烯反应，得到反应产物；
气液分离装置，用于对来自所述甲醇制丙烯反应器的反应产物以脱除其中的水，得到烃类混合物；
压缩装置，用于对来自所述气液分离装置的烃类混合物进行压缩，以分离脱除气态的C3-烃类混合物；
脱丁烷塔，用于对来自所述压缩装置的液态烃类混合物进行分离，得到作为塔顶产物的C4烯烃及C3-烃类混合物和作为塔底产物的C4+烃类混合物；
脱己烷塔，用于对来自所述脱丁烷塔的塔底产物进行分离，得到作为塔底产物的C6+烃类混合物，作为所述重组分分离塔的进料。
优选地，所述气液分离装置包括预激冷塔和激冷塔；所述预激冷塔用于将来自所述甲醇制丙烯反应器的反应产物中的水分离出，得到粗烃类混合物；所述激冷塔用于接收来自所述预激冷塔的粗烃类混合物，并分离出其中残余的水，得到烃类混合物。
本实用新型的有益效果在于：
本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置，通过对重组分分离塔和C9分离塔的设置，实现对煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物进行分离，从而分离出其中的C9馏分，从而显著提高甲醇制烯烃工艺(即，MTP工艺)的经济效益、实现多元化生产、延长煤化工产业链、提高煤炭转换附加值。
附图说明
图1是本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置在一种实施方式中的流程图；
图2是本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置在另一种实施方式中的流程图。
具体实施方式
以下通过具体实施方式对本实用新型的技术方案及其效果做进一步说明。以下实施方式仅用于说明本实用新型的内容，实用新型并不仅限于下述实施方式或实施例。应用本实用新型的构思对本实用新型进行的简单改变都在本实用新型要求保护的范围内。
如图1所示，本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置包括重组分分离塔1和C9分离塔2。
重组分分离塔1，用于接收煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物，并对其进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C9烃类混合物和作为塔底产物的C10+烃类混合物；优选地，所述重组分分离塔1的操作压力为0.09-0.14MPa，优选0.11-0.12MPa，比如0.12MPa；塔顶温度为115-120℃，比如118℃；塔底温度为180-185℃，比如182℃；回流比为1.0-1.4，优选1.1-1.2，比如1.15；本领域技术人员可以理解，所述重组分分离塔1的塔顶设置有第一冷凝器11，塔底设置有第一再沸器12。通过以上的设置，使得煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物中的C6-C9烃类混合物和C10+烃类混合物能够有效分离。
C9分离塔2，用于对来自所述重组分分离塔1的塔顶产物进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C8烃类混合物和作为塔底产物的C9馏分；优选地，所述C9分离塔2的操作压力为0.09-0.14MPa，优选0.11-0.12MPa，比如0.12MPa；塔顶温度为110-115℃，优选比如112℃；塔底温度为150-154℃，比如152℃；回流比为2.0-3.0，优选2.5-2.8，比如2.6；本领域技术人员可以理解，所述C9分离塔2的塔顶设置有第二冷凝器21，塔底设置有第二再沸器22。通过以上的设置，使得C9分离塔2的塔顶产物C6-C9烃类混合物中的C6-C8烃类混合物和C9馏分能够有效分离。
重组分分离塔1和C9分离塔2均是利用物质的挥发度不同，把液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸气多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分。重组分分离塔1和C9分离塔2为板式塔。
本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置，通过对重组分分离塔1和C9分离塔2的设置，实现对煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物进行分离，从而分离出其中的C9馏分，从而显著提高甲醇制烯烃工艺(即，MTP工艺)的经济效益、实现多元化生产、延长煤化工产业链、提高煤炭转换附加值。
在一种实施方式中，所述分离装置还包括：
甲醇制丙烯反应器3，用于接收原料甲醇以发生甲醇制丙烯反应，在底部得到反应产物；优选地，所述甲醇制丙烯反应器3的操作温度为480-485℃，比如482℃；操作压力为0.03-0.13MPa，优选0.06-0.10MPa，比如0.08MPa；
气液分离装置4，用于对来自所述甲醇制丙烯反应器3底部的反应产物进行气液分离以脱除其中的水，得到烃类混合物；
压缩装置7，用于对来自所述气液分离装置4的烃类混合物进行压缩，以分离脱除气态的C3-烃类混合物；优选地，所述压缩装置7的操作温度为40-96.2℃，操作压力为0.005-2.190MPa。
脱丁烷塔5，用于对来自所述压缩装置7的液态烃类混合物进行分离，得到作为塔顶产物的C4烯烃及C3-烃类混合物和作为塔底产物的C4+烃类混合物；优选地，所述脱丁烷塔5的操作温度为81.3-161℃，优选100-140℃，比如120℃；操作压力为2.18-2.22MPa，比如2.20MPa；回流比为2.2-3.0，优选2.5-2.8，比如2.6；
脱己烷塔6，用于对来自所述脱丁烷塔5的塔底产物进行分离，得到作为塔底产物的C6+烃类混合物，作为所述重组分分离塔1的进料；优选地，所述脱己烷塔6的操作温度为87.3-157.4℃，优选100-140℃，比如120℃；操作压力为0.305-0.324MPa，优选0.310-0.320MPa，比如0.315MPa；回流比为5.0-6.1，优选5.3-5.8，比如5.5。
该设置使得MTP反应系统在生产丙烯的同时，能够为重组分分离塔1提供原料，使得本实用新型的分离装置能够对煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物进行分离，从而得到C9馏分。
如图2所示，在一种实施方式中，所述气液分离装置4包括预激冷塔41和激冷塔42；
所述预激冷塔41用于将来自所述甲醇制丙烯反应器3的反应产物中的水分离出，得到粗烃类混合物；所述预激冷塔41的操作温度为55-96.2℃，优选65-80℃，比如72℃；操作压力为0.018-0.020MPa，比如0.019MPa；所述甲醇制丙烯反应器3的反应产物从所述预激冷塔41的中上部输入，所述预激冷塔41顶部的激冷水对其进行喷淋，所述甲醇制丙烯反应器3的反应产物中的部分水蒸气随着激冷水的喷淋而冷凝，从而得以分离出；
所述激冷塔42用于接收来自所述预激冷塔41的粗烃类混合物，并分离出其中残余的水，得到烃类混合物；所述激冷塔42的操作温度为40-51℃，优选43-48℃，比如45℃；操作压力为0.007-0.0091MPa，比如0.008MPa；来自所述预激冷塔41的粗烃类混合物从所述激冷塔42的中上部输入，所述激冷塔42顶部的激冷水对其进行喷淋，来自所述预激冷塔41的粗烃类混合物中的部分水蒸气随着激冷水的喷淋而冷凝，从而得以分离出。
甲醇制丙烯反应器3的反应产物除烯烃和工艺水外，还含有环烷烃、石蜡、芳烃及轻馏分等副产物，预激冷塔与激冷塔的主要作用是将甲醇制丙烯反应器3的反应产物中的水与烃类混合物分离。
在一种实施方式中，所述煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物包括链烷烃、环烷烃、链烯烃、环烯烃和C9+重质芳烃，优选所述C6+烃类混合物中C9+重质芳烃的含量为10-20wt％，优选12-16wt％，比如14wt％。
本实用新型的煤基甲醇制丙烯工艺副产物中C9馏分的分离装置的运行过程如图2所示：
甲醇制丙烯反应器3接收原料甲醇以发生甲醇制丙烯反应，得到反应产物；所述甲醇制丙烯反应器3的反应产物输入气液分离装置4中的预激冷塔41中脱除水分，得到粗烃类混合物；来自预激冷塔41的粗烃类混合物输入气液分离装置4中的激冷塔42中进一步脱除水分，得到烃类混合物；来自激冷塔42的烃类混合物输入压缩装置7中进行压缩，以分离脱除气态的C3-烃类混合物；所述压缩装置7中的液态烃类混合物输入脱丁烷塔5中进行分离，得到作为塔顶产物的C4烯烃及C3-烃类混合物和作为塔底产物的C4+烃类混合物；所述脱丁烷塔5的塔底产物输入脱己烷塔6中进行分离，得到作为塔底产物的C6+烃类混合物；所述脱己烷塔6的塔底产物输入所述重组分分离塔1中进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C9烃类混合物和作为塔底产物的C10+烃类混合物；所述重组分分离塔1的塔顶产物输入C9分离塔2中进行分离，得到作为塔顶产物的C6-C8烃类混合物和作为塔底产物的C9馏分。
实施例
利用本实用新型的分离装置对煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物进行分离。其中，
(1)在以下的操作条件下制得煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物，其组成如表1所示。
操作条件：
甲醇制丙烯反应器，操作温度为480℃，操作压力为0.08MPa；
气液分离装置中的预激冷塔，操作温度为72℃，操作压力为0.019MPa；气液分离装置中的激冷塔，操作温度为45℃，操作压力为0.008MPa；
压缩装置：操作温度为60℃，操作压力为1.005Mpa；
脱丁烷塔，操作温度为120℃，操作压力为2.20MPa，回流比为2.6；
脱己烷塔，操作温度为120℃，操作压力为0.315MPa，回流比为5.5。
表1煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物的组成
由表1可知，制得的MTP工艺汽油副产物(即，煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物)的组成为链烷烃17.06wt％(包括3.35wt％的正构烷烃和13.71wt％的异构烷烃)、链烯烃19.46wt％、环烯烃11.30wt％、环烷烃14.67wt％和芳烃35.62wt％。其中环烯烃集中于C6-C8，以C7居多。芳烃集中于C7-C9，以C8-C9(即，二甲苯和三甲苯)居多，此外还有14.32wt％的重质芳烃(即，C9以上芳烃，包括12.13wt％的C9芳烃、1.85wt％的C10芳烃和0.34wt％的C11芳烃)。
(2)在如表2所示的操作条件下对(1)中制得的MTP工艺汽油副产物(即，煤基甲醇制丙烯工艺副产物中的C6+烃类混合物)进行分离以分离出碳九馏分。分离过程中的工艺物流组成如表3所示。
表2重组分分离塔和C9分离塔的操作条件
表3分离过程中的工艺物流组成
根据表3可知，原料为C6+的烃类混合组分，经过重组分分离塔分离后，较轻的C6-C9组分从重组分分离塔的塔顶得到，重组分C10+(含有少量的C9)在塔底得到，分离效果较好；重组分分离塔塔顶的C6-C9组分经C9分离塔分离，塔顶得到较轻的C6-C8(不含C9组分)，塔底为C9馏分(包括C9组分和部分沸点较高的C8组分)，分离效果较好。最终获得的C9分离塔2塔底产物的C9馏分中，含有52.32wt％的C9组分和46.89wt％的沸点较高的C8组分(沸点较高的C8组分的沸点处于C9组分的范围内，二者目前无法分离)，其中该C8组分中含有11-13wt％的C8环烯烃。C9分离塔2的塔底产物中能够作为石油树脂原料的为C9组分，C9组分的浓度高于52wt％；作为C9分离塔2塔顶产物的C6-C8烃类混合物可以进行芳烃抽提或仍作汽油调和组分外售。