CN106478344A - 醇和/或醚制丙烯产物分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种醇和/或醚制丙烯产物分离方法，主要解决现有技术中醇和/或醚制丙烯生产过程中能耗高的问题。本发明通过采用包含如下步骤：醇和/或醚制丙烯反应器出口产物脱除水和酸性气体，获得混合烃类产物；混合烃类产物送入预分离塔中脱除碳六及更重组分获得碳五及更轻组分；碳五及更轻组分经增压后送入吸收解吸***，分离为吸收尾气，碳三组分，碳四碳五组分；碳三组分分离为丙烯和丙烷；吸收尾气至少部分返回醇和/或醚制丙烯反应器的技术方案，较好地解决了上述问题，可用于醇和/或醚制丙烯的工业生产中。

Description

醇和/或醚制丙烯产物分离方法

技术领域

本发明涉及一种醇和/或醚制丙烯产物分离方法。

技术背景

丙烯是一种需求量很大的基本有机化工原料，主要来自于石油加工过程。随着石油资源的日益匾乏，发展由煤或天然气等非石油资源制备丙烯的技术越来越引起国内外的重视。由煤制丙烯通常采用煤制合成气、合成气制取甲醇、再经甲醇制丙烯的工艺路线。其中煤制合成气和合成气制取甲醇工艺技术已经非常成熟。甲醇制丙烯技术经过多年发展，也已经实现了工业化。但是由于甲醇制丙烯产物组成复杂，产物包括碳一至碳七甚至更重的组分，普遍存在工艺流程长、装置能耗高的问题。如何降低甲醇制丙烯工艺的能耗，尤其是开发低能耗的产物分离方法，成为需要重点研究的课题。

传统烃类产物分离普遍采用精馏分离。典型的分离流程包括前脱甲烷的顺序分离流程、前脱乙烷流程和前脱丙烷流程。例如在CN1431982A专利中，甲醇制丙烯反应产物经过冷却分离出烃类和水后，气相烃类经前脱乙烷流程首先分离出碳二及更轻组分和碳三及更重组分，然后再脱丙烷塔中分离出含有丙烯的碳三组分和碳四及更重组分，由于碳二烯烃和碳四碳五烯烃都可以在甲醇制丙烯反应器中进一步转化为丙烯，从脱乙烷塔获得的碳二及更轻组分和从脱丙烷塔获得的碳四及更重组分部分的返回甲醇制丙烯反应器。传统的烃类产物分离方法由于采用了精馏操作，因此存在能耗高的问题。

美国专利US5326929提出了一种用溶剂吸收分离氢、甲烷与碳二组分的方法。但是该方法在大于3.2MPa的压力下再生溶剂，导致再生温度很高，高达150℃，溶剂再生后又需要降温冷却，从而导致能耗巨大。

中国专利CN101353286提出了一种含轻质气体的非深冷低碳烃分离方法。该方法首先把进料气体通过压缩机升压至2.0至4.0MPa，然后通过预切割塔分离把大部分碳二组分和甲烷分离，然后在吸收塔中用溶剂吸收甲烷中夹带的碳二。由于大部分碳二和全部的碳三及更重组分在预分离塔中切出，吸收塔的气相进料负荷下降，吸收剂用量也相应的下降，因此，该专利称该方法的能耗比现有油吸收分离技术的能耗低。但是当进料气体中含有碳六及更重组分时，该方法由于没有把碳六及更重组分从吸收剂中切出，导致大量的重组分在吸收解吸***中循环，能耗仍然较高。而在甲醇制丙烯工艺中，反应产物中含有一定量的碳六及更重组分，因此采用该方法不可避免的有能耗高的缺点。

现有技术均存在装置能耗高的问题，本发明有针对性的解决了上述问题。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在装置能耗高、经济效果差的问题，提供一种新的醇和/或醚制丙烯烃类产物的分离方法。该方法用于醇和/或醚制丙烯烃类产物的分离时具有能耗低、经济性好的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种醇和/或醚制丙烯烃类产物分离方法，包含如下步骤：醇和/或醚制丙烯反应器出口得到混合烃类产物；混合烃类产物送入预分离塔中分离为碳六及更重组分和碳五及更轻组分；碳五及更轻组分经增压后送入吸收解吸***，分离为吸收尾气、碳三组分、碳四碳五组分；碳三组分分离获得丙烯和丙烷；吸收尾气至少部分返回醇和/或醚制丙烯反应器。

上述技术方案中，优选的，醇和/或醚为甲醇和/或二甲醚；更优选的，醇和/或醚为甲醇。

上述技术方案中，优选的，一种醇和/或醚制丙烯烃类产物的分离方法，包含如下步骤甲醇在甲醇制丙烯反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相混合烃类产物，气相混合烃类物流在预分离塔中分离为低压碳五及更轻组分和碳六及更重组分；低压碳五及更轻组分经过压缩机增压后获得高压碳五及更轻组分后送入解吸塔；在解吸塔中碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料；在吸收塔中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分作为吸收剂吸收进料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾气排出吸收解吸***，其中包含甲烷、乙烯、乙烷，部分返回反应器增产丙烯，其余部分排出***；脱丙烷塔从脱丙烷塔进料中分离出碳三组分和碳四碳五组分；碳三组分在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷；部分的碳四碳五组分经吸收剂冷却器冷却后送入吸收塔作为吸收剂，其余作为外排碳四碳五组分排出，避免在***内累积。

上述技术方案中，优选的，所述预分离塔操作压力为0.1～1.2MPa，塔釜温度为80～197℃。

上述技术方案中，优选的，所述碳五及更轻组分增压后压力为1.3～2.0MPa。如果碳五及更轻组分是气相，则可以采用压缩机增压；如果碳五及更轻组分是液相，则可以采用泵增压。

上述技术方案中，优选的，所述吸收解吸***包含吸收塔、解吸塔和脱丙烷塔。

上述技术方案中，优选的，所述脱丙烷塔釜获得碳四碳五组分，该碳四碳五组分至少部分作为吸收塔的吸收剂。

上述技术方案中，优选的，所述吸收塔操作压力为1.2～1.4MPa，操作温度为40～60℃，吸收剂用量为吸收塔气相进料质量流量的1.6～2.6倍。

上述技术方案中，优选的，所述解吸塔操作压力为1.4～1.8MPa，塔釜操作温度为70～90℃。

上述技术方案中，优选的，所述脱丙烷塔操作压力为0.9～1.2MPa，塔釜操作温度为80～100℃。

上述技术方案中，优选的，所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳六及更重组分的含量为大于2.0％。

上述技术方案中，更优选的，所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳六及更重组分的含量为大于4.0％。

采用本发明的方法，当预分离塔的操作压力高于混合烃类产物的压力时，采用压缩机对混合烃类产物增压至高于该操作压力后送入预分离塔中。

本发明打破了本领域技术人员的固有思维，没有采用本领域技术人员很容易想到的通过在吸收解吸***内脱除碳六及更重组分来避免碳六及更重组分累积的方法，而是采用在混合烃类产物进入吸收解吸***前直接从中脱除碳六及更重组分的方法。采用本发明的方法，混合烃类产物在预分离塔中脱除了碳六及更重组分，避免了碳六及更重组分在吸收解吸***中的累积和循环，降低了解吸塔釜和脱丙烷塔釜的温度，从而降低了过程能耗。

采用本发明的方法，吸收解吸***在较低的压力下进行，进一步降低了解吸塔釜和脱丙烷塔釜的温度，进一步降低了过程能耗。吸收塔采用较高的吸收温度，操作温度为40～60℃，进一步降低了冷量的消耗。吸收塔顶的吸收尾气中含有乙烯、碳四碳五烯烃，该吸收尾气至少部分可以循环作为醇和/或醚制丙烯反应器的进料，提高丙烯总收率。脱丙烷塔釜物流的一部分作为吸收塔的吸收剂，另一部分作为吸收解吸***的碳四碳五组分。采用本发明的方法，丙烯和丙烷的回收率为99.99％，且能耗低，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图1中，1为混合烃类产物；2为低压碳五及更轻组分；3为高压碳五及更轻组分；4为吸收塔进料；5为脱丙烷塔进料；6为吸收剂；7为吸收尾气；8为吸收液；9为碳三组分；10为碳四碳五组分；11为外排碳四碳五组分；12为碳六及更重组分；101为甲醇进料；102为返回的吸收尾气；103为甲醇制丙烯反应产物；104为甲醇制丙烯反应产物；105为废水；R1为甲醇制丙烯反应器；S1为气液分离器；T1为预分离塔，C1为压缩机，T2为解吸塔，T3为吸收塔，T4为脱丙烷塔，E1为吸收剂冷却器。

如图1所示，甲醇在甲醇制丙烯反应器R1中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相混合烃类产物1，气相混合烃类物流在预分离塔T1中分离为低压碳五及更轻组分2和碳六及更重组分12；低压碳五及更轻组分2经过压缩机C1增压后获得高压碳五及更轻组分3后送入解吸塔T2；在解吸塔中碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料；在吸收塔中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分作为吸收剂吸收进料中的丙烯，吸收液返回解吸塔；吸收尾气排出吸收解吸***，其中包含甲烷、乙烯、乙烷，部分尾气102返回反应器增产丙烯，其余部分排出***；脱丙烷塔进料在脱丙烷塔T4分离出碳三组分和碳四碳五组分；碳三组分在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷；部分的碳四碳五组分经吸收剂冷却器冷却后送入吸收塔作为吸收剂6，其余作为外排碳四碳五组分排出。

图2为采用碳五以上组分作为吸收剂的流程示意图。

图2中，1为混合烃类产物；2为解吸塔进料；3为吸收塔进料；4为脱丙烷塔进料；6为吸收剂；7为吸收尾气；8为吸收液；9为碳三碳四组分；5为碳五及更重组分；10为外排碳五及更重组分；11为碳三组分；12为碳四组分；C1为压缩机；T1为解吸塔；T2为吸收塔；T3为脱丁烷塔；E1为吸收剂冷却器；T4为脱丙烷塔。

图2的工艺流程如下：甲醇在甲醇制丙烯反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相混合烃类产物1。气相烃类物流1经压缩机C1增压后，送入解吸塔T1。在解吸塔T1塔釜采出脱丁烷塔进料4，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料3。在吸收塔T2中，以来自脱丁烷塔釜的部分碳五及更重组分5作为吸收剂6吸收丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾气7排出吸收解吸***。脱丁烷塔进料4在脱丁烷塔T3中分离为碳三碳四组分9和碳五及更重组分5。碳三碳四组分9在脱丙烷塔T4中分离出碳三组分11和碳四组分12。碳三组分11经丙烯精馏获得聚合级丙烯产品和丙烷。

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

【实施例1】

工艺流程见图1。甲醇在甲醇制丙烯反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.13MPa，摩尔组成为18.7％碳一至碳二组分，45.9％碳三组分，27.5％碳四碳五组分，7.9％碳六及更重组分。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳五及更轻组分2和碳六及更重组分12。低压碳五及更轻组分2经过压缩机C1增压至2MPa获得高压碳五及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中70.5％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。50％体积分数的吸收尾气返回甲醇制丙烯反应器，返回的吸收尾气102中包含甲烷、乙烯、碳四碳五烷烯烃，其中烯烃在反应器中进一步转化为丙烯。其余吸收尾气排出吸收解吸***，可以进一步分离出乙烯产品或作为燃料。脱丙烷塔T4从进料5中分离出碳三组分9和碳四碳五组分10。碳三组分9在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。88％质量分数的碳四碳五组分10经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂，其余部分作为外排碳四碳五组分11排出。该工艺流程丙烯回收率99.99％。

各个塔的操作条件和***能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。表中能耗为压缩机、泵、换热器、精馏塔能耗的总和。下同。

【实施例2】

采用和实施例1相同的工艺流程。在甲醇制丙烯反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.12MPa，摩尔组成为22.3％碳一至碳二组分，46.4％碳三组分，24.3％碳四碳五组分，7.0％碳六及更重组分。气相烃类物流1经压缩机增压至0.55MPa后在预分离塔T1中分离为低压碳五及更轻组分2和碳六及更重组分12。低压碳五及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.5MPa获得高压碳五及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72.7％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。60％体积分数的吸收尾气返回甲醇制丙烯反应器，返回的吸收尾气102中包含甲烷、乙烯、碳四碳五烷烯烃，其中烯烃在反应器中进一步转化为丙烯。其余吸收尾气排出吸收解吸***，可以进一步分离出乙烯产品或作为燃料。脱丙烷塔T4从进料5中分离出碳三组分9和碳四碳五组分10。碳三组分9在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。92％质量分数的碳四碳五组分10经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分作为外排碳四碳五组分11排出。该工艺流程丙烯回收率99.99％。

各个塔的操作条件和***能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。

【实施例3】

采用和实施例1相同的工艺流程。二甲醚在二甲醚制丙烯反应器中转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.14MPa，摩尔组成为21.5％碳一至碳二组分，46.9％碳三组分，25.4％碳四碳五组分，6.2％碳六及更重组分。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳五及更轻组分2和碳六及更重组分12。低压碳五及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.7MPa获得高压碳五及更轻组分3后送入解吸塔T2。在解吸塔中72.9％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。70％体积分数的吸收尾气返回甲醇制丙烯反应器，返回的吸收尾气102中包含甲烷、乙烯、碳四碳五烷烯烃，其中烯烃在反应器中进一步转化为丙烯。其余吸收尾气排出吸收解吸***，可以进一步分离出乙烯产品或作为燃料。脱丙烷塔T4从进料5中分离出碳三组分9和碳四碳五组分10。碳三组分9在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。89％质量分数的碳四碳五组分10经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分作为外排碳四碳五组分11排出。

各个塔的操作条件和***能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。该工艺流程丙烯回收率99.99％。

【实施例4】

采用和实施例1相同的工艺流程，以50％质量分数的二甲醚和50％质量分数的甲醇为原料，经甲醇制丙烯反应器转化为丙烯为主要反应产物，经脱水和酸性气体二氧化碳后获得气相烃类物流1。气相烃类物流1温度为43℃，压力为0.14MPa，摩尔组成为19.7％碳一至碳二组分，46.8％碳三组分，31.2％碳四碳五组分，2.3％碳六及更重组分。气相烃类物流1在预分离塔T1中分离为低压碳五及更轻组分2和碳六及更重组分12。低压碳五及更轻组分2经过压缩机C1增压至1.7MPa后送入解吸塔。在解吸塔中70.3％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丙烷塔进料5，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料4。在吸收塔T3中，以来自脱丙烷塔釜的碳四碳五组分6作为吸收剂吸收进料4中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T2。80％体积分数的吸收尾气返回甲醇制丙烯反应器，返回的吸收尾气102中包含甲烷、乙烯、碳四碳五烷烯烃，其中烯烃在反应器中进一步转化为丙烯。其余吸收尾气排出吸收解吸***，可以进一步分离出乙烯产品或作为燃料。脱丙烷塔T4从进料5中分离出碳三组分9和碳四碳五组分10。碳三组分9在丙烯精馏塔中分离出聚合级丙烯产品和丙烷。85％质量分数的碳四碳五组分10经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分作为外排碳四碳五组分11排出。该工艺流程丙烯回收率99.99％。

各个塔的操作条件和***能耗见表1。表中吸收塔吸收剂用量为吸收剂6的质量流量和吸收塔进料4的质量流量之比。

表1

	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	比较例1	比较例2
							预分离塔操作压力	0.11	0.55	0.8	1.2	-	-
预分离塔顶操作温度	-13	21	41	56	-	-
							预分离塔釜操作温度	89	143	174	195	-	-
吸收塔吸收剂用量	2.31	1.94	2.55	2.05	2.13	2.28
							吸收塔操作压力	1.2	1.4	1.3	1.2	1.2	1.2
吸收塔顶操作温度	52	53	53	52	56	52
							吸收塔釜操作温度	44	48	47	43	43	44
解吸塔操作压力	1.4	1.8	1.6	1.5	1.5	1.4
							解吸塔釜操作温度	77	88	86	79	96	79
脱丙烷塔操作压力	0.9	1.2	1.1	1.2	1.15	0.9
							脱丙烷塔顶操作温度	16	27	23.3	27	25	16
脱丙烷塔釜操作温度	83	96	92	97	81	86
							能耗(kg标油/kg丙烯)	0.163	0.162	0.187	0.184	0.213	0.251

【比较例1】

工艺流程见图2。采用和实施例1相同的混合烃类产物，经压缩机增压至1.6MPa后，送入解吸塔T1。解吸塔操作压力1.5MPa，塔顶温度40℃，塔釜温度96℃。在解吸塔T1中73.2％质量分数的碳三组分从塔釜采出得到脱丁烷塔进料4，全部的乙烯从塔顶采出得到吸收塔进料3。吸收塔操作压力1.2MPa，吸收温度56℃。在吸收塔T2中，以来自脱丁烷塔釜的碳五及更重组分5作为吸收剂吸收进料3中的丙烯，吸收液8返回解吸塔T1。吸收尾气7排出吸收解吸***。脱丁烷塔进料4在脱丁烷塔T3中分离为碳三碳四组分9和碳五及更重组分5，脱丁烷塔操作压力1.2MPa，塔顶温度41℃，塔釜温度165℃。碳三碳四组分9在脱丙烷塔T4中分离出碳三组分11和碳四组分12，脱丙烷塔操作压力1.15MPa，塔顶温度25℃，塔釜温度81℃。碳三组分11经丙烯精馏获得聚合级丙烯产品和丙烷。85％质量分数的碳五及更重组分5经吸收剂冷却器E1冷却至40℃后送入吸收塔作为吸收剂6，其余部分排出***。该工艺流程的能耗高于实施例1～4的能耗主要是由于吸收剂中含有碳六及以上更重的组分，解吸塔、脱丁烷塔的塔釜能耗高。比较例1的能耗见表2。

【比较例2】

采用和实施例1相同的混合烃类产物，采用本领域技术人员容易想到的油吸收工艺流程，即不设置预分离塔而在吸收解吸***中设置脱戊烷塔，使吸收剂中不含碳六及更重组分。该工艺流程的能耗高于实施例和比较例1的能耗，主要原因吸收解吸***中存在大量的吸收剂循环，脱戊烷塔进料负荷大，从大量的碳四碳五吸收剂中分离相对少量的碳六需要大量的能量。

【比较例3】

采用和实施例1相同的混合烃类产物，经压缩机增压至1.6MPa后，送入前脱乙烷分离***，依次经脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱戊烷塔，获得碳二及更轻组分、碳三组分、碳四碳五组分和碳六及更重组分。该工艺流程由于使用了-40℃以下的低温冷剂，冷量能耗高，导致总的能耗偏高。本比较例的能耗为0.229kg标油/kg丙烯。

【比较例4】

采用和实施例1相同的混合烃类产物，经压缩机增压至1.6MPa后，送入前脱丙烷分离***，经脱丙烷塔、脱乙烷塔、脱戊烷塔，获得碳二及更轻组分、碳三组分、碳四碳五组分和碳六及更重组分。该工艺流程同样需要使用-40℃以下的低温冷剂，冷量能耗高，导致总的能耗偏高。本比较例的能耗为0.227kg标油/kg丙烯。

Claims (10)

1.一种醇和/或醚制丙烯产物分离方法，包含如下步骤：醇和/或醚制丙烯反应器出口得到混合烃类产物；混合烃类产物送入预分离塔中分离为碳六及更重组分和碳五及更轻组分；碳五及更轻组分经增压后送入吸收解吸***，分离为吸收尾气、碳三组分、碳四碳五组分；碳三组分分离获得丙烯和丙烷；吸收尾气至少部分返回醇和/或醚制丙烯反应器。

2.根据权利要求1所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述预分离塔操作压力为0.09～1.25MPa，塔釜温度为85～195℃。

3.根据权利要求1所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述碳五及更轻组分增压后压力为1.35至1.95MPA。

4.根据权利要求1所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述吸收解吸***包含吸收塔、解吸塔和脱丙烷塔。

5.根据权利要求4所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于从所述脱丙烷塔釜获得碳四碳五组分，该碳四碳五组分至少部分作为吸收塔的吸收剂。

6.根据权利要求4所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述吸收塔操作压力为1.2～1.4MPa，操作温度为40～60℃，吸收剂用量为吸收塔气相进料质量流量的1.5～2.5倍。

7.根据权利要求4所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述解吸塔操作压力为1.3～1.8MPa，塔釜操作温度为70～95℃。

8.根据权利要求4所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述脱丙烷塔操作压力为0.9～1.2MPa，塔釜操作温度为80～100℃。

9.根据权利要求1所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳六及更重组分的含量为大于2.3％。

10.根据权利要求9所述醇和/或醚制丙烯产物分离方法，其特征在于所述混合烃类产物中以重量百分比计，碳六及更重组分的含量为大于4.1％。