本發(fā)明涉及一種醇和/或醚制丙烯產(chǎn)物分離利用的方法。技術(shù)背景丙烯是一種需求量很大的基本有機化工原料，主要來自于石油加工過程。隨著石油資源的日益匾乏，發(fā)展由煤或天然氣等非石油資源制備丙烯的技術(shù)越來越引起國內(nèi)外的重視。由煤制丙烯通常采用煤制合成氣、合成氣制取甲醇、再經(jīng)甲醇制丙烯的工藝路線。其中煤制合成氣和合成氣制取甲醇工藝技術(shù)已經(jīng)非常成熟。甲醇制丙烯技術(shù)經(jīng)過多年發(fā)展，也已經(jīng)實現(xiàn)了工業(yè)化。但是由于甲醇制丙烯產(chǎn)物組成復(fù)雜，產(chǎn)物包括碳一至碳七甚至更重的組分，普遍存在工藝流程長、裝置能耗高的問題。如何降低甲醇制丙烯工藝的能耗，尤其是開發(fā)低能耗的產(chǎn)物分離方法，成為需要重點研究的課題。傳統(tǒng)烴類產(chǎn)物分離普遍采用精餾分離。典型的分離流程包括前脫甲烷的順序分離流程、前脫乙烷流程和前脫丙烷流程。例如在CN1431982A專利中，甲醇制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過冷卻分離出烴類和水后，氣相烴類經(jīng)前脫乙烷流程首先分離出碳二及更輕組分和碳三及更重組分，然后再脫丙烷塔中分離出含有丙烯的碳三組分和碳四及更重組分，由于碳二烯烴和碳四碳五烯烴都可以在甲醇制丙烯反應(yīng)器中進(jìn)一步轉(zhuǎn)化為丙烯，從脫乙烷塔獲得的碳二及更輕組分和從脫丙烷塔獲得的碳四及更重組分部分的返回甲醇制丙烯反應(yīng)器。傳統(tǒng)的烴類產(chǎn)物分離方法由于采用了精餾操作，因此存在能耗高的問題。美國專利US5326929提出了一種用溶劑吸收分離氫、甲烷與碳二組分的方法。但是該方法在大于3.2MPa的壓力下再生溶劑，導(dǎo)致再生溫度很高，高達(dá)150℃，溶劑再生后又需要降溫冷卻，從而導(dǎo)致能耗巨大。中國專利CN101353286提出了一種含輕質(zhì)氣體的非深冷低碳烴分離方法。該方法首先把進(jìn)料氣體通過壓縮機升壓至2.0至4.0MPa，然后通過預(yù)切割塔分離把大部分碳二組分和甲烷分離，然后在吸收塔中用溶劑吸收甲烷中夾帶的碳二。由于大部分碳二和全部的碳三及更重組分在預(yù)分離塔中切出，吸收塔的氣相進(jìn)料負(fù)荷下降，吸收劑用量也相應(yīng)的下降，因此，該專利稱該方法的能耗比現(xiàn)有油吸收分離技術(shù)的能耗低。但是當(dāng)進(jìn)料氣體中含 有碳六及更重組分時，該方法由于沒有把碳六及更重組分從吸收劑中切出，導(dǎo)致大量的重組分在吸收解吸系統(tǒng)中循環(huán)，能耗仍然較高。而在甲醇制丙烯工藝中，反應(yīng)產(chǎn)物中含有一定量的碳六及更重組分，因此采用該方法不可避免的有能耗高的缺點?，F(xiàn)有技術(shù)均存在裝置能耗高的問題，本發(fā)明有針對性的解決了上述問題。技術(shù)實現(xiàn)要素：本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中存在裝置能耗高、經(jīng)濟效果差的問題，提供一種新的醇和/或醚制丙烯烴類產(chǎn)物的分離方法。該方法用于醇和/或醚制丙烯烴類產(chǎn)物的分離時具有能耗低、經(jīng)濟性好的優(yōu)點。為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種醇和/或醚制丙烯烴類產(chǎn)物分離利用的方法，包含如下步驟：醇和/或醚制丙烯反應(yīng)器出口得到混合烴類產(chǎn)物；混合烴類產(chǎn)物送入預(yù)分離塔中分離為碳六及更重組分和碳五及更輕組分；碳五及更輕組分經(jīng)增壓后送入吸收解吸系統(tǒng)，分離為吸收尾氣、碳三組分、碳四碳五組分；碳三組分分離獲得丙烯和丙烷；碳四碳五組分至少部分返回醇和/或醚制丙烯反應(yīng)器。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，醇和/或醚為甲醇和/或二甲醚；更優(yōu)選的，醇和/或醚為甲醇。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，一種醇和/或醚制丙烯烴類產(chǎn)物的分離方法，包含如下步驟甲醇在甲醇制丙烯反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相混合烴類產(chǎn)物，氣相混合烴類物流在預(yù)分離塔中分離為低壓碳五及更輕組分和碳六及更重組分；低壓碳五及更輕組分經(jīng)過壓縮機增壓后獲得高壓碳五及更輕組分后送入解吸塔；在解吸塔中碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料；在吸收塔中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分作為吸收劑吸收進(jìn)料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)；脫丙烷塔從脫丙烷塔進(jìn)料中分離出碳三組分和碳四碳五組分；碳三組分在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷；部分的碳四碳五組分經(jīng)吸收劑冷卻器冷卻后送入吸收塔作為吸收劑，又一部分返回反應(yīng)器增產(chǎn)丙烯，其余作為外排碳四碳五組分排出，避免在系統(tǒng)內(nèi)累積。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述預(yù)分離塔操作壓力為0.1～1.2MPa，塔釜溫度為80～197℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述碳五及更輕組分增壓后壓力為1.3～2.0MPa。如果碳五及更輕組分是氣相，則可以采用壓縮機增壓；如果碳五及更輕組分是液相，則可以采用泵增壓。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述吸收解吸系統(tǒng)包含吸收塔、解吸塔和脫丙烷塔。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述脫丙烷塔釜獲得碳四碳五組分，該碳四碳五組分至少部分作為吸收塔的吸收劑。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述吸收塔操作壓力為1.2～1.4MPa，操作溫度為40～60℃，吸收劑用量為吸收塔氣相進(jìn)料質(zhì)量流量的1.6～2.6倍。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述解吸塔操作壓力為1.4～1.8MPa，塔釜操作溫度為70～90℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述脫丙烷塔操作壓力為0.9～1.2MPa，塔釜操作溫度為80～100℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的，所述混合烴類產(chǎn)物中以重量百分比計，碳六及更重組分的含量為大于2.0％。上述技術(shù)方案中，更優(yōu)選的，所述混合烴類產(chǎn)物中以重量百分比計，碳六及更重組分的含量為大于4.0％。采用本發(fā)明的方法，當(dāng)預(yù)分離塔的操作壓力高于混合烴類產(chǎn)物的壓力時，采用壓縮機對混合烴類產(chǎn)物增壓至高于該操作壓力后送入預(yù)分離塔中。本發(fā)明打破了本領(lǐng)域技術(shù)人員的固有思維，沒有采用本領(lǐng)域技術(shù)人員很容易想到的通過在吸收解吸系統(tǒng)內(nèi)脫除碳六及更重組分來避免碳六及更重組分累積的方法，而是采用在混合烴類產(chǎn)物進(jìn)入吸收解吸系統(tǒng)前直接從中脫除碳六及更重組分的方法。采用本發(fā)明的方法，混合烴類產(chǎn)物在預(yù)分離塔中脫除了碳六及更重組分，避免了碳六及更重組分在吸收解吸系統(tǒng)中的累積和循環(huán)，降低了解吸塔釜和脫丙烷塔釜的溫度，從而降低了過程能耗。采用本發(fā)明的方法，吸收解吸系統(tǒng)在較低的壓力下進(jìn)行，進(jìn)一步降低了解吸塔釜和脫丙烷塔釜的溫度，進(jìn)一步降低了過程能耗。吸收塔采用較高的吸收溫度，操作溫度為40～60℃，進(jìn)一步降低了冷量的消耗。脫丙烷塔釜物流的一部分作為吸收塔的吸收劑，另一部分作為吸收解吸系統(tǒng)的碳四碳五組分。該碳四碳五組分至少部分返回甲醇制芳烴反應(yīng)器，其中所含碳四碳五烯烴可以有效提高甲醇制丙烯反應(yīng)的丙烯收率。采用本發(fā)明的方法，丙烯和丙烷的回收率為99.99％，且能耗低，取得了較好的技術(shù)效果。附圖說明圖1為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。圖1中，1為混合烴類產(chǎn)物；2為低壓碳五及更輕組分；3為高壓碳五及更輕組分；4 為吸收塔進(jìn)料；5為脫丙烷塔進(jìn)料；6為吸收劑；7為吸收尾氣；8為吸收液；9為碳三組分；10為碳四碳五組分；11為外排碳四碳五組分；12為碳六及更重組分；101為甲醇進(jìn)料；102為返回的碳四碳五組分；103為甲醇制丙烯反應(yīng)產(chǎn)物；104為廢水；R1為甲醇制丙烯反應(yīng)器；S1為氣液分離器；T1為預(yù)分離塔，C1為壓縮機，T2為解吸塔，T3為吸收塔，T4為脫丙烷塔，E1為吸收劑冷卻器。如圖1所示，甲醇在甲醇制丙烯反應(yīng)器R1中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相混合烴類產(chǎn)物1，氣相混合烴類物流在預(yù)分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12；低壓碳五及更輕組分2經(jīng)過壓縮機C1增壓后獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2；在解吸塔中碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料；在吸收塔中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分作為吸收劑吸收進(jìn)料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)；脫丙烷塔進(jìn)料在脫丙烷塔T4分離出碳三組分和碳四碳五組分；碳三組分在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷；部分的碳四碳五組分經(jīng)吸收劑冷卻器冷卻后送入吸收塔作為吸收劑6，又一部分的碳四碳五組分103返回反應(yīng)器增產(chǎn)丙烯，其余作為外排碳四碳五組分排出。圖2為采用碳五以上組分作為吸收劑的流程示意圖。圖2中，1為混合烴類產(chǎn)物；2為解吸塔進(jìn)料；3為吸收塔進(jìn)料；4為脫丙烷塔進(jìn)料；6為吸收劑；7為吸收尾氣；8為吸收液；9為碳三碳四組分；5為碳五及更重組分；10為外排碳五及更重組分；11為碳三組分；12為碳四組分；C1為壓縮機；T1為解吸塔；T2為吸收塔；T3為脫丁烷塔；E1為吸收劑冷卻器；T4為脫丙烷塔。圖2的工藝流程如下：甲醇在甲醇制丙烯反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相混合烴類產(chǎn)物1。氣相烴類物流1經(jīng)壓縮機C1增壓后，送入解吸塔T1。在解吸塔T1塔釜采出脫丁烷塔進(jìn)料4，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料3。在吸收塔T2中，以來自脫丁烷塔釜的部分碳五及更重組分5作為吸收劑6吸收丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾氣7排出吸收解吸系統(tǒng)。脫丁烷塔進(jìn)料4在脫丁烷塔T3中分離為碳三碳四組分9和碳五及更重組分5。碳三碳四組分9在脫丙烷塔T4中分離出碳三組分11和碳四組分12。碳三組分11經(jīng)丙烯精餾獲得聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。下面通過實施例對本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實施例。具體實施方式【實施例1】工藝流程見圖1。甲醇在甲醇制丙烯反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.13MPa，摩爾組成為18.5％碳一至碳二組分，45.8％碳三組分，27.8％碳四碳五組分，7.9％碳六及更重組分。氣相烴類物流1在預(yù)分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經(jīng)過壓縮機C1增壓至2MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中70.5％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進(jìn)料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)，可以進(jìn)一步分離出乙烯產(chǎn)品或作為燃料。脫丙烷塔T4從進(jìn)料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。10％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的脫丙烷塔釜物流作為返回的碳四碳五組分102返回反應(yīng)器R1增產(chǎn)丙烯，其余部分作為碳四碳五組分10。88％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳四碳五組分10經(jīng)吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統(tǒng)能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質(zhì)量流量和吸收塔進(jìn)料4的質(zhì)量流量之比。表中能耗為壓縮機、泵、換熱器、精餾塔能耗的總和。下同。【實施例2】采用和實施例1相同的工藝流程。在甲醇制丙烯反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.12MPa，摩爾組成為22.4％碳一至碳二組分，46.5％碳三組分，24.5％碳四碳五組分，7.0％碳六及更重組分。氣相烴類物流1經(jīng)壓縮機增壓至0.55MPa后在預(yù)分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經(jīng)過壓縮機C1增壓至1.5MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72.7％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進(jìn)料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)，可以進(jìn)一步分離出乙烯產(chǎn)品或作為燃料。脫丙烷塔T4從進(jìn)料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在丙烯精餾塔 中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。5％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的脫丙烷塔釜物流作為返回的碳四碳五組分102返回反應(yīng)器R1增產(chǎn)丙烯，其余部分作為碳四碳五組分10。92％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳四碳五組分10經(jīng)吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統(tǒng)能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質(zhì)量流量和吸收塔進(jìn)料4的質(zhì)量流量之比。【實施例3】采用和實施例1相同的工藝流程。二甲醚在二甲醚制丙烯反應(yīng)器中轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.14MPa，摩爾組成為20.5％碳一至碳二組分，47.9％碳三組分，25.4％碳四碳五組分，6.2％碳六及更重組分。氣相烴類物流1在預(yù)分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經(jīng)過壓縮機C1增壓至1.7MPa獲得高壓碳五及更輕組分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72.9％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進(jìn)料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)，可以進(jìn)一步分離出乙烯產(chǎn)品或作為燃料。脫丙烷塔T4從進(jìn)料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。3％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的脫丙烷塔釜物流作為返回的碳四碳五組分102返回反應(yīng)器R1增產(chǎn)丙烯，其余部分作為碳四碳五組分10。89％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳四碳五組分10經(jīng)吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。各個塔的操作條件和系統(tǒng)能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質(zhì)量流量和吸收塔進(jìn)料4的質(zhì)量流量之比。該工藝流程丙烯回收率99.99％?！緦嵤├?】采用和實施例1相同的工藝流程，以50％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的二甲醚和50％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的甲醇為原料，經(jīng)甲醇制丙烯反應(yīng)器轉(zhuǎn)化為丙烯為主要反應(yīng)產(chǎn)物，經(jīng)脫水和酸性氣體二氧化碳后獲得氣相烴類物流1。氣相烴類物流1溫度為43℃，壓力為0.14MPa，摩爾組成為19.7％碳一至碳二組分，44.8％碳三組分，32.2％碳四碳五組分，3.3％碳六及更重組分。氣相烴類物 流1在預(yù)分離塔T1中分離為低壓碳五及更輕組分2和碳六及更重組分12。低壓碳五及更輕組分2經(jīng)過壓縮機C1增壓至1.7MPa后送入解吸塔。在解吸塔中70.3％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳三組分從塔釜采出得到脫丙烷塔進(jìn)料5，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料4。在吸收塔T3中，以來自脫丙烷塔釜的碳四碳五組分6作為吸收劑吸收進(jìn)料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。吸收尾氣排出吸收解吸系統(tǒng)，可以進(jìn)一步分離出乙烯產(chǎn)品或作為燃料。脫丙烷塔T4從進(jìn)料5中分離出碳三組分9和碳四碳五組分10。碳三組分9在丙烯精餾塔中分離出聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。1％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的脫丙烷塔釜物流作為返回的碳四碳五組分102返回反應(yīng)器R1增產(chǎn)丙烯，其余部分作為碳四碳五組分10。85％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳四碳五組分10經(jīng)吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分作為外排碳四碳五組分11排出。該工藝流程丙烯回收率99.99％。各個塔的操作條件和系統(tǒng)能耗見表1。表中吸收塔吸收劑用量為吸收劑6的質(zhì)量流量和吸收塔進(jìn)料4的質(zhì)量流量之比。表1實施例1實施例2實施例3實施例4比較例1比較例2預(yù)分離塔操作壓力0.110.550.81.3--預(yù)分離塔頂操作溫度-13214159--預(yù)分離塔釜操作溫度89143174203--吸收塔吸收劑用量2.311.942.552.052.132.28吸收塔操作壓力1.21.41.31.21.21.2吸收塔頂操作溫度525353525652吸收塔釜操作溫度444847434344解吸塔操作壓力1.41.81.61.51.51.4解吸塔釜操作溫度778886799679脫丙烷塔操作壓力0.91.21.11.21.150.9脫丙烷塔頂操作溫度162723.3272516脫丙烷塔釜操作溫度839692978186能耗(kg標(biāo)油/kg丙烯)0.1650.1620.1860.1880.2160.251【比較例1】工藝流程見圖2。采用和實施例1相同的混合烴類產(chǎn)物，經(jīng)壓縮機增壓至1.6MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作壓力1.5MPa，塔頂溫度40℃，塔釜溫度96℃。在解吸塔T1中73.2％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳三組分從塔釜采出得到脫丁烷塔進(jìn)料4，全部的乙烯從塔頂采出得到吸收塔進(jìn)料3。吸收塔操作壓力1.2MPa，吸收溫度56℃。在吸收塔T2中，以來自脫丁烷塔釜的碳五及更重組分5作為吸收劑吸收進(jìn)料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾氣7排出吸收解吸系統(tǒng)。脫丁烷塔進(jìn)料4在脫丁烷塔T3中分離為碳三碳四組分9 和碳五及更重組分5，脫丁烷塔操作壓力1.2MPa，塔頂溫度41℃，塔釜溫度165℃。碳三碳四組分9在脫丙烷塔T4中分離出碳三組分11和碳四組分12，脫丙烷塔操作壓力1.15MPa，塔頂溫度25℃，塔釜溫度81℃。碳三組分11經(jīng)丙烯精餾獲得聚合級丙烯產(chǎn)品和丙烷。85％質(zhì)量分?jǐn)?shù)的碳五及更重組分5經(jīng)吸收劑冷卻器E1冷卻至40℃后送入吸收塔作為吸收劑6，其余部分排出系統(tǒng)。該工藝流程的能耗高于實施例1～4的能耗主要是由于吸收劑中含有碳六及以上更重的組分，解吸塔、脫丁烷塔的塔釜能耗高。比較例1的能耗見表2?！颈容^例2】采用和實施例1相同的混合烴類產(chǎn)物，采用本領(lǐng)域技術(shù)人員容易想到的油吸收工藝流程，即不設(shè)置預(yù)分離塔而在吸收解吸系統(tǒng)中設(shè)置脫戊烷塔，使吸收劑中不含碳六及更重組分。該工藝流程的能耗高于實施例和比較例1的能耗，主要原因吸收解吸系統(tǒng)中存在大量的吸收劑循環(huán)，脫戊烷塔進(jìn)料負(fù)荷大，從大量的碳四碳五吸收劑中分離相對少量的碳六需要大量的能量。【比較例3】采用和實施例1相同的混合烴類產(chǎn)物，經(jīng)壓縮機增壓至1.6MPa后，送入前脫乙烷分離系統(tǒng)，依次經(jīng)脫乙烷塔、脫丙烷塔、脫戊烷塔，獲得碳二及更輕組分、碳三組分、碳四碳五組分和碳六及更重組分。該工藝流程由于使用了-40℃以下的低溫冷劑，冷量能耗高，導(dǎo)致總的能耗偏高。本比較例的能耗為0.229kg標(biāo)油/kg丙烯?！颈容^例4】采用和實施例1相同的混合烴類產(chǎn)物，經(jīng)壓縮機增壓至1.6MPa后，送入前脫丙烷分離系統(tǒng)，經(jīng)脫丙烷塔、脫乙烷塔、脫戊烷塔，獲得碳二及更輕組分、碳三組分、碳四碳五組分和碳六及更重組分。該工藝流程同樣需要使用-40℃以下的低溫冷劑，冷量能耗高，導(dǎo)致總的能耗偏高。本比較例的能耗為0.227kg標(biāo)油/kg丙烯。當(dāng)前第1頁1 2 3