CN1304342C

CN1304342C - 从烯烃物流中除去二甲醚的方法

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Publication number: CN1304342C
Application number: CNB028239113A
Authority: CN
Inventors: 程民权; J·J·菲利浦斯; M·P·尼克莱特; D·R·小卢姆盖尔; J·R·舒特; J·A·卡宾; W·博格曼; J·孔克宁; H·弗里茨; R·沃尔兹; G·劳尔曼; K·马勒
Original assignee: ExxonMobil Chemical Patents Inc
Current assignee: ExxonMobil Chemical Patents Inc
Priority date: 2001-10-16
Filing date: 2002-09-30
Publication date: 2007-03-14
Anticipated expiration: 2022-09-30
Also published as: EA200400537A1; EA007071B1; BRPI0213116B1; WO2003033441A8; WO2003033441A1; EP1436242B1; EP1436242A1; AU2002362834B2; CN1596237A; JP4304069B2; JP2005505614A; BR0213116A

Abstract

本发明涉及从烯烃物流中除去二甲醚的方法。所述方法包括将所述烯烃物流蒸馏使二甲醚与丙烷一起从烯烃物流中分出。然后可将所述烯烃物流进一步蒸馏提供聚合级乙烯物流和聚合级丙烯物流，所述物流均包含不大于约10wppm二甲醚。

Description

从烯烃物流中除去二甲醚的方法

本申请要求以2001年10月16日德国专利申请No.101 50 479.9、2001年12月31日申请的美国专利申请No.60/345,666和2002年7月15日申请的美国专利申请No.10/196,530为优先权，其描述均引入本文供参考。

发明领域

本发明涉及从烯烃物流中除去二甲醚。特别地，本发明涉及通过蒸馏从烯烃物流中除去二甲醚形成聚合级乙烯和聚合级丙烯物流。

发明背景

烯烃特别是C₂和C₃烯烃是制备衍生产物如低聚物例如高级烯烃和聚合物如聚乙烯和聚丙烯的理想原料。传统上通过石油原料裂化生产烯烃原料。

US5,090,977公开了一种通过蒸汽裂化制备烯烃的方法。所述方法包括将烯烃产品分离成甲烷、氢气、乙烯、丙烯和C₅+物流。所公开的分离优先产生丙烯，不产生丙烷、丁烷、丁烯或丁二烯物流。

但含氧化合物原料将变成石油原料的代用品用于制备烯烃，特别是大量用于生产高级烯烃和塑料的乙烯和丙烯。一般通过含氧化合物组分与分子筛催化剂接触使含氧化合物催化转化成烯烃。例如，此过程按以下总反应式催化运行：。

例如，US 4,499,327公开了一种利用各种磷酸硅铝(SAPO)分子筛催化剂之任一由甲醇制备烯烃的方法。该方法在300和500℃之间的温度、0.1至100大气压之间的压力、和0.1至40hr^-1之间的重时空速(WHSV)下进行。该方法用于制备乙烯和丙烯的选择性很高。

US 6,121,504也公开了一种利用分子筛催化剂由含氧化合物原料制备烯烃产品的方法。通过与骤冷介质接触从烯烃产品中除去水和其它不想要的副产物。与骤冷介质接触后，得到包含所要烯烃但也包括二甲醚、甲烷、CO、CO₂、乙烷、丙烷和其它微量组分如水和未反应含氧化合物原料的轻质产物馏分。

特别不想要的副产物之一是二甲醚。迄今一直未令人满意地解决从烯烃产品物流中除去二甲醚的问题。已经考虑了推测能从所述产品物流中除去二甲醚的专用吸收剂。但很难找到适用于此的吸收剂或吸附剂。

通常需要降低或除去烯烃组合物中不想要的烃类副产物的存在量以进一步加工所述烯烃，特别是乙烯、丙烯和丁烯。这是因为衍生物生产过程可能使用对于某些烃的存在相当敏感的催化剂。例如已发现不想要的副产物二甲醚对用于使乙烯、丙烯或丁烯转化成其它产品的某些催化剂起毒物作用。

例如，US 4,474,647公开了二甲醚可能对某些烯烃的低聚作用有不利影响。该专利描述了一种利用蒸馏从C₄和/或C₅烯烃物流中除去二甲醚的方法。将所述物流蒸馏而分离成塔顶物流和塔底物流。塔顶物流包含二甲醚、水和各种烃，塔底物流包含纯化的烯烃。

US 5,609,734公开了一种从混合烃物流中除去甲醇和二甲醚的方法。将包含甲醇和二甲醚的烃类物流蒸馏使二甲醚和甲醇在塔顶物流中取出。附加的甲醇在侧线物流中回收，其中用可渗透甲醇的膜获得附加分离。纯化的烃从塔底物流中取出。

从烯烃物流中除去二甲醚特别难，因为极低量的二甲醚就可使催化剂中毒。这意味着如果要对烯烃物流进行进一步的催化处理，所述烯烃物流如C₂-C₄烯烃应几乎不含二甲醚。因而，非常希望找到从烯烃物流中除去二甲醚的其它方法。

发明概述

本发明提供了一种从烯烃物流中除去二甲醚的方法。该方法的结果是可获得二甲醚含量显著减少的单独烯烃物流，特别是乙烯、丙烯和丁烯物流。

本发明以新的而且经济的方式从烯烃产物流中分离二甲醚。一实施方案中，本发明提供了一种从含烯烃的物流中除去二甲醚的方法，包括将所述含烯烃的物流分馏。所述含烯烃的物流包含C₃烃类物流和二甲醚，使所述含烯烃的物流分馏以从所述含烯烃的物流中分离出C₃烃类物流及二甲醚。然后将包含二甲醚的C₃烃类物流送入精馏塔。从精馏塔顶部取出丙烯，从精馏塔底部取出丙烷。二甲醚也与丙烷一起从精馏塔底部取出。

另一实施方案中，本发明提供了一种从含氧化合物至烯烃反应过程制得的烯烃物流中分离二甲醚的方法。所述方法包括使含氧化合物与分子筛催化剂接触形成烯烃物流。所述烯烃物流尤其包含水、丙烯、丙烷和二甲醚。使所述烯烃物流干燥和蒸馏以从丙烯中分离出二甲醚和丙烷。

本发明中，要求所述干烯烃物流包含不大于约1,000wppm水。优选所述干烯烃物流包含不大于约500wppm水；更优选所述干烯烃物流包含不大于约10wppm水。

一实施方案中，从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯基本上不含二甲醚。优选从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯包含不大于约25wppm二甲醚。

另一实施方案中，所述烯烃物流包含至少约0.05重量％二甲醚。再另一实施方案中，所述烯烃物流还包含丁烯和更高沸点的化合物，将所述干烯烃物流蒸馏以从丙烯、丁烯和更高沸点的化合物中分离出二甲醚和丙烷。该实施方案中，要求所述烯烃物流包含约2至45重量％丙烷、约0.05至约5重量％二甲醚、和约30至约95重量％丁烯加更高沸点的化合物。

本发明还包括使丙烷和二甲醚与水接触以从丙烷中分离出二甲醚。然后可使分离出的二甲醚与分子筛催化剂接触形成烯烃。

可选地，本发明还包括使分离出的丙烯聚合形成聚丙烯。此外，还可从丙烯中分离出任何丁烯和更高沸点的化合物，并可使所述丁烯进一步反应。例如，可使分离出的丁烯转化成醛、酸、醇、由C₅-C₁₃一元羧酸和C₅-C₁₃一元醇制成的酯或线型α-烯烃。

本发明另一实施方案中，所述烯烃物流还包含乙烯，将所述干烯烃物流蒸馏以从乙烯和丙烯中分离出二甲醚和丙烷。需要时可使分离出的乙烯聚合。

本发明还提供了一种从烯烃物流中除去二甲醚的方法，其中所述烯烃物流包含水、丙烯、丙烷和二甲醚。使所述烯烃物流干燥和蒸馏以从丙烯中分离出丙烷和二甲醚。该实施方案中，优选所述丙烷和二甲醚物流包含约4.0至约99重量％丙烷和约1.0至约96重量％二甲醚，取决于含氧化合物的转化程度。

本发明另一实施方案中，通过使烯烃物流与水吸收剂或水吸附剂接触使所述烯烃物流干燥。理想地所述水吸收剂为极性烃。理想地所述水吸收剂为分子筛。与水吸收或吸附剂接触之前将所述烯烃物流压缩也是理想的。

本发明还提供了一种使由含氧化合物制得的丙烯聚合的方法。所述方法包括使所述含氧化合物与分子筛催化剂接触形成烯烃物流，其中所述烯烃物流包含丙烯、丙烷、和二甲醚，将所述烯烃物流蒸馏以从丙烷和二甲醚中分离出丙烯，和使分离出的丙烯聚合。优选分离出的丙烯包含不大于约25wppm二甲醚。蒸馏之前使所述烯烃物流干燥也是理想的。

本发明还提供了一种使乙烯和丙烯聚合的方法。所述方法包括使尤其包含乙烯、丙烯、丙烷和二甲醚的烯烃物流干燥。将所述干烯烃物流蒸馏分离出乙烯物流、丙烯物流、及丙烷和二甲醚物流以致所述乙烯物流和所述丙烯物流均包含不大于约10wppm二甲醚。然后可使分离出的乙烯和丙烯物流聚合。优选所述干烯烃物流包含不大于约1,000wppm水。

附图简述

附图中示出本发明不同实施方案的例子，其中：

图1是由含氧化合物制备烯烃、使烯烃干燥、和从干烯烃中分离出丙烷和二甲醚物流的流程图；

图2是本发明脱乙烷塔初分馏(first fractionation)实施方案的流程图；

图3是本发明C₃分离器初分馏实施方案的流程图；

图4是本发明脱甲烷塔至脱乙烷塔初分馏实施方案的流程图；

图5是本发明脱甲烷塔初分馏实施方案的流程图；和

图6是本发明脱乙烷塔初分馏实施方案的流程图。

发明详述

本发明提供了一种从烯烃物流特别是含乙烯和/或丙烯的烯烃物流中除去二甲醚的方法。一般地，所述方法包括将所述烯烃物流蒸馏以在同一物流中分离出丙烷和二甲醚。蒸馏出的烯烃物流中的乙烯和/或丙烯是足以作为聚合过程原料质量的，即聚合级质量的。

本发明具有不需要用于从丙烯产物流中分离二甲醚的附加设备的优点。常用于从丙烯中分离丙烷的C₃分离器也可用于从丙烯中分离不想要的二甲醚。

本发明的另一方面，按本发明如下解决从烯烃物流中除去二甲醚的问题：通过分馏从烯烃产物流中分离出至少一部分主要含C₃烃的物流。将分离出的含C₃烃的物流送入用于分离丙烯和丙烷的精馏塔(C₃分离器)。从该精馏塔顶部取出丙烯产物流；丙烷和可能的其它C₃烃以及二甲醚从精馏塔底部排出从而得到至多仅含有痕量二甲醚的丙烯产物流。

本发明的另一方面是基于烯烃物流的分馏使二甲醚在所述分离过程中跟随C₃烃。从而在分馏过程中将二甲醚与丙烯、丙烷和可能存在的其它C₃烃一起送入C₃分离器或精馏塔。现已意外地发现二甲醚几乎全部与丙烷一起进入精馏塔底部。丙烯从塔顶取出，基本上不含二甲醚。

本发明的再另一方面是希望蒸馏低水含量的烯烃物流以分离出丙烷和二甲醚。水含量低将趋于避免在蒸馏容器内形成包合物和/或游离水的问题。形成包合物和游离水可显著地阻碍传热和传质，使分离较近沸点的产品变得极难。某些情况下，可能需要通过使烯烃物流干燥降低烯烃物流的水含量以显著减小形成包合物和游离水的效应。

理想地，要被蒸馏以分离出二甲醚的烯烃物流包含不大于约1000wppm水。优选所述烯烃物流包含不大于约500wppm水、更优选不大于约100wppm水、最优选不大于约10wppm水。

本发明方法特别适用于从还包含丙烷的乙烯和/或丙烯物流中除去二甲醚。通过在能有效将二甲醚与丙烷一起分离出的压力和温度下蒸馏此物流，该方法的结果是可进一步蒸馏所述烯烃物流的剩余部分，从而以较高的总效率提供聚合级乙烯和聚合级丙烯原料流。

根据本发明，包含丙烷和二甲醚的乙烯和/或丙烯物流可由任何来源获得。但某些来源将包含比另一些来源更多的某一组分。例如，使各种烃类原料裂化将生成乙烯和丙烯，但几乎没有二甲醚，取决于被裂化的原料。通过用分子筛催化剂催化反应使含氧化合物如甲醇转化成烯烃也形成乙烯和丙烯，但二甲醚比裂化烃明显得多。不过，只要烯烃物流包含丙烷和二甲醚，本发明方法就有效。但在从含氧化合物至烯烃方法制得的烯烃物流中除去二甲醚中特别有效，因为此物流中二甲醚含量较高。

本发明一实施方案中，提供包含乙烯和/或丙烯、二甲醚和丙烷的烯烃物流。可选地，所述物流包含乙烷、以及丁烯和更高沸点的化合物。将所述烯烃物流蒸馏(优选通过常规连续蒸馏技术)以从丙烷和二甲醚中分离出乙烯和/或丙烯和可选的乙烷(如果存在的话)。如果所述烯烃物流中包含丁烯和更高沸点的化合物，优选分离出的丙烷和二甲醚物流包括丁烯和更高沸点的化合物。

本发明另一实施方案中，提供包含约2至约45重量％丙烷的烯烃物流。优选所述烯烃物流包含约5至约40重量％丙烷、更优选约10至约35重量％丙烷。

所提供的烯烃物流还包含二甲醚；理想地至少约0.05重量％。优选所提供的烯烃物流包含约0.05至约5重量％二甲醚；更优选约0.1至约3重量％二甲醚；和最优选约0.2至约2重量％二甲醚。

可选地，所提供的物流包含丁烯和更高沸点的化合物。已从包含各种C₂和更高沸点烯烃的烯烃物流中分离出丙烷和二甲醚时，通常存在此物流。该实施方案中，通过蒸馏从包含C₂和更高沸点烯烃的烯烃物流中除去丙烯和更低沸点的化合物。

所提供的烯烃物流中可包含的丁烯和更高沸点化合物的量可随烯烃的最终来源而改变。在烯烃物流包括乙烯和丙烯的情况下，丁烯和更高沸点的物质处于较低浓度。在已从所述烯烃源中分离出乙烯和丙烯的情况下，丁烯和更高沸点的化合物处于较高浓度。一般地，所提供的烯烃物流包括约30至约95重量％丁烯和更高沸点的化合物。该实施方案中，优选所提供的烯烃物流已预先蒸馏除去乙烯和丙烯，所提供的物流包含约40至约95重量％丁烯和更高沸点的化合物；更优选约50至约90重量％丁烯和更高沸点的化合物；最优选约60至约80重量％丁烯和更高沸点的化合物。

本发明另一实施方案中，使所述丙烷和二甲醚物流与水接触(优选在液相中)以从丙烷物流中分离出二甲醚。可在任何常规类型的洗涤或液/液接触容器中进行接触。水的用量应足以回收包含至少约85重量％丙烷、优选至少约90重量％丙烷、更优选至少约95重量％丙烷的丙烷物流。

与所述二甲醚和丙烷物流接触的水流将吸收大量二甲醚。所述水流将作为接触容器的塔底流出物回收，包含至少约1重量％二甲醚、优选至少约3重量％二甲醚、更优选至少约5重量％二甲醚。可通过蒸发以从水中分离出二甲醚，优选通过闪蒸，其中减压使二甲醚汽化从而可容易从水中分离。然后可根据需要对分离出的二甲醚进行处理。例如，所回收的二甲醚可作为含氧化合物至烯烃反应过程的原料。

本发明一实施方案中，使含氧化合物与分子筛催化剂接触得到烯烃物流。所述含氧化合物包括至少一种含有至少一个氧原子的有机化合物，如脂族醇、醚、羰基化合物(醛、酮、羧酸、碳酸酯、和酯等)。所述含氧化合物为醇时，所述醇包括有1至10个碳原子、更优选1至4个碳原子的脂族部分。典型的醇包括但不限于低级直链和支链脂族醇及其不饱和对应物。适用含氧化合物的例子包括但不限于：甲醇；乙醇；正丙醇；异丙醇；C₄-C₂₀醇；甲***；二甲醚；二***；二异丙醚；甲醛；碳酸二甲酯；二甲酮；乙酸；及其混合物。优选的含氧化合物是甲醇、二甲醚或其混合物。

能使含氧化合物转化成烯烃化合物的分子筛包括沸石以及非沸石，是大孔、中孔或小孔的。但本发明一实施方案中优选小孔沸石。本文所定义的小孔分子筛有小于约5.0埃的孔径。一般地，适用的催化剂有在约3.5至约5.0埃、优选约4.0至约5.0埃、最优选约4.3至约5.0埃范围内的孔径。

已证明天然和合成的沸石材料对各种类型的烃类转化过程有催化性能。此外，沸石材料还用作吸附剂、用于各类的烃类转化过程的催化剂载体、和其它应用。沸石是形成通过共享氧原子连接的AlO₂和SiO₂四面体网络的复杂结晶硅铝酸盐。通过包含阳离子如碱或碱土金属离子平衡所述四面体的电负性。合成过程中存在非金属阳离子如四甲铵(TMA)或四丙铵(TPA)。由结晶网络形成的空隙空间或通道使沸石能作为分离过程中的分子筛、用于化学反应的催化剂、和各种烃类转化过程的催化剂载体。

沸石包括含二氧化硅和可选氧化铝的材料、其中二氧化硅和氧化铝部分已全部或部分被其它氧化物替代的材料。例如，氧化锗、氧化锡及其混合物可代替二氧化硅部分。氧化硼、氧化铁、氧化镓、氧化铟及其混合物可代替氧化铝部分。除非另有说明，本文所用术语“沸石”和“沸石材料”不仅指其晶格结构中包含硅原子和可选铝原子的材料，而且指包含此硅和铝原子的适合替代原子的材料。

一类能产生大量乙烯和丙烯的烯烃形成催化剂是磷酸硅铝(SAPO)分子筛。磷酸硅铝分子筛一般分为有8、10或12元环结构的微孔材料。这些环结构可有在约3.5至约15埃范围内的平均孔径。优选平均孔径小于约5埃、优选平均孔径在约3.5至约5埃范围内、更优选约3.5至约4.2埃的小孔SAPO分子筛。这些孔径是有8元环的分子筛的特征。

根据一实施方案，取代的SAPO也可用于含氧化合物至烯烃反应过程。这些化合物一般称为MeAPSO或含金属的磷酸硅铝。所述金属可以是碱金属离子(第IA族)、碱土金属离子(第IIA族)、稀土离子(第IIIB族，包括镧系元素：镧、铈、镨、钕、钐、铕、钆、铽、镝、钬、铒、铥、镱和镥；和钪或钇)和第IVB、VB、VIB、VIIB、VIIIB、和IB族的其它过渡阳离子。

优选所述Me代表诸如Zn、Mg、Mn、Co、Ni、Ga、Fe、Ti、Zr、Ge、Sn和Cr等原子。这些原子可通过[MeO₂]四面体单元***所述四面体骨架中。所述[MeO₂]四面体单元根据所述金属取代基的价态带有净电荷。当所述金属组分的价态为+2、+3、+4、+5或+6时，所述净电荷在-2和+2之间。典型地通过在合成所述分子筛期间加入所述金属组分实现所述金属组分的掺入。但也可采用合成后的离子交换。在合成后交换中，所述金属组分将阳离子引入所述分子筛敞开表面的离子交换位而非引入其骨架内。

适用的磷酸硅铝分子筛包括SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-16、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-20、SAPO-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-44、SAPO-47、SAPO-56、其含金属的形式、及其混合物。优选SAPO-18、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-44和SAPO-47，特别是SAPO-18和SAPO-34，包括其含金属的形式、及其混合物。本文所用术语混合物与组合同义，是不同比例的有两或多种组分的物质的组合物，不管其物理状态如何。

所述催化剂组合物中还可包括磷酸铝(ALPO)分子筛。磷酸铝分子筛是可能有AlPO₄骨架的微孔结晶氧化物。所述骨架内可有其它元素，典型地有约3至约10埃范围内的均匀孔径，能按大小选择分离分子物质。已报道了多于两打结构类型，包括沸石拓扑相似物。US4 310 440中更详细地描述了磷铝酸盐的背景和合成，引入本文供参考。优选的ALPO结构是ALPO-5、ALPO-11、ALPO-18、ALPO-31、ALPO-34、ALPO-36、ALPO-37和ALPO-46。

所述ALPO的骨架内可还包括金属取代基。优选所述金属选自镁、锰、锌、钴及其混合物。这些材料优选表现出类似于硅铝酸盐、磷铝酸盐和二氧化硅-磷铝酸盐分子筛组合物的吸附、离子交换和/或催化性能。此类物质及其制备描述在US4,567,029中，引入本文供参考。

含金属的ALPO有MO₂、AlO₂和PO₂四面体单元的三维微孔晶体骨架结构。作为制造结构的这些材料(焙烧之前含有模板剂)可通过经验化学组成(在无水基础上)表示为：

mR：(M_xAl_yP_z)O₂

其中“R”代表晶内孔系中存在的至少一种有机模板剂；“m”代表每摩尔(M_xAl_yP_z)O₂中存在“R”的摩尔数，其值为0至0.3，所有情况下其最大值都取决于模板剂的分子尺寸和所涉及的具体金属磷铝酸盐孔系的可用空隙体积，“x”、“y”和“z”分别代表以四面体氧化物形式存在的金属“M”(即镁、锰、锌和钴)、铝和磷的摩尔分数。

含金属的ALPO有时缩写为MeAPO。在组合物中的金属“Me”为镁的情况下，所述组合物缩写为MAPO。类似地，ZAPO、MnAPO和CoAPO分别用于含锌、锰和钴的组合物。为识别构成所述各亚类MAPO、ZAPO、CoAPO和MnAPO的不同结构物种，在各物种后面加上数字，表示为例如ZAPO-5、MAPO-11、CoAPO-34等。

典型地使所述磷酸硅铝分子筛与其它材料混合(即共混)。共混时，所得组合物典型地称为SAPO催化剂，所述催化剂包含SAPO分子筛。

可与所述分子筛共混的材料可以是各种惰性或催化活性材料，或各种粘结材料。这些材料包括诸如高岭土和其它粘土、各种形式的稀土金属、金属氧化物、其它非沸石催化剂组分、沸石催化剂组分、氧化铝或铝溶胶、氧化钛、氧化锆、氧化镁、氧化钍、氧化铍、石英、二氧化硅或硅溶胶、及其混合物等的组合物。这些组分还可有效降低催化剂的总成本、起吸热(thermal sink)作用有助于再生过程中使催化剂隔热、使催化剂致密和提高催化剂强度。用于所述催化剂起吸热作用的惰性材料有约0.05至约1cal/g-℃、更优选约0.1至约0.8cal/g-℃、最优选约0.1至约0.5cal/g-℃的热容特别理想。

可包括其它分子筛材料作为所述SAPO催化剂组合物的一部分或作为需要时与所述SAPO催化剂混合的单独分子筛催化剂。适用于本发明的小孔分子筛的结构类型包括AEI、AFT、APC、ATN、ATT、ATV、AWW、BIK、CAS、CHA、CHI、DAC、DDR、EDI、ERI、GOO、KFI、LEV、LOV、LTA、MON、PAU、PHI、RHO、ROG、THO、及其取代形式。适用于本发明的中孔分子筛的结构类型包括MFI、MEL、MTW、EUO、MTT、HEU、FER、AFO、AEL、TON、及其取代形式。这些小和中孔分子筛更详细地描述在Atlas ofZeolite Structural Types(沸石结构类型图集)，W.M.Meier and D.H.Olsen，Butterworth Heineman，第3版，1997中，其详述引入本文供参考。可与磷酸硅铝催化剂组合的优选分子筛包括ZSM-5、ZSM-34、毛沸石和菱沸石。

根据一种实施方案，所述催化剂组合物优选包含约1至约99％、更优选约5至约90％、最优选约10至约80重量％的分子筛。还优选所述催化剂组合物的粒度为约20至3000埃、更优选约30至200埃、最优选约50至150埃。

所述催化剂可经各种处理达到要求的物理和化学特性。此处理包括但不限于水热处理、焙烧、酸处理、碱处理、研磨、球磨、碾磨、喷雾干燥、及其组合。

特别适用于制备乙烯和丙烯的分子筛催化剂是包含SAPO-34和SAPO-18或ALPO-18分子筛的组合的催化剂。一特殊实施方案中，所述分子筛是SAPO-34与SAPO-18或ALPO-18的连晶(crystallineintergrowth)。

为使含氧化合物转化成烯烃，可利用常规反应器***，包括固定床、流化床或移动床***。一实施方案的优选反应器是并流提升管反应器和接触时间短的逆流自由降落反应器。理想地，所述反应器是其中含氧化合物原料可在至少约1hr^-1、优选在约1至1000hr^-1范围内、更优选在约20至约1000hr^-1范围内、最优选在约50至约500hr^-1范围内的重时空速(WHSV)下与分子筛催化剂接触的反应器。WHSV在本文中定义为含氧化合物和可选地存在于所述进料中的活性烃的重量/小时/反应器内分子筛的重量。因为所述催化剂或所述原料可能含有起惰性物或稀释剂作用的其它材料，因此所述WHSV基于所述含氧化合物进料、可能与所述含氧化合物进料一起存在的任何活性烃、和反应器内所含分子筛的重量计算。

优选在所述含氧化合物处于气相时使所述含氧化合物原料与所述催化剂接触。所述过程也可在液相或气/液混合相中进行。所述过程在液相或气/液混合相进行时，根据所述催化剂和反应条件可产生不同的进料至产品的转化率和选择性。

所述过程一般可在宽温度范围内进行。有效的操作温度范围可为约200至约700℃，优选约300至约600℃，更优选约350至约550℃。在所述温度范围的下端，所要烯烃产品的形成可能变得相当慢，所述烯烃产品中氧化烯烃副产物的含量较高。但在低温下对乙烯和丙烯的选择性可能提高。在所述温度范围的上端，所述过程可能不形成最优量的乙烯和丙烯产品，但含氧化合物原料的转化率一般较高。

操作压力也可在宽范围内改变，包括自生压力。有效压力包括但不限于至少1psia(7kPa)、优选至少5psia(34kPa)的总压。所述过程在更高的总压下特别有效，包括至少约20psia(138kPa)的总压。优选所述总压为至少约25psia(172kPa)，更优选至少约30psia(207kPa)。对于实际设计而言，希望用甲醇作为含氧化合物原料的主要组分，在不大于约500psia(3445kPa)、优选不大于约400psia(2756kPa)、最优选不大于约300psia(2067kPa)的压力下操作所述反应器。

在适当的空塔气速下操作可避免不想要的副产物。随着空塔气速提高，转化率下降避免不想要的副产物。本文所用术语“空塔气速”定义为汽化原料(原料中存在时，包括稀释剂)以及转化产物的总体积流量除以反应区的横截面积。由于所述含氧化合物在流过反应区的同时转化成有大量乙烯和丙烯的产品，所以反应区内不同位置的空塔气速可能改变。变化程度取决于所存在气体的总摩尔数和反应区内特定位置的横截面、温度、压力和其它相关反应参数。

一实施方案中，反应区内至少一点保持大于1m/s的空塔气速。另一实施方案中，要求反应区内至少一点空塔气速大于约2m/s。更理想地，反应区内至少一点空塔气速大于约2.5m/s。甚至更理想地，反应区内至少一点空塔气速大于约4m/s。最理想地，反应区内至少一点空塔气速大于约8m/s。

根据本发明再另一实施方案，使反应区内空塔气速保持相对不变以致反应区内所有点空塔气速都保持在大于1m/s的速度下。还希望反应区内所有点空塔气速都大于约2m/s。更理想地，反应区内所有点空塔气速都大于约2.5m/s。甚至更理想地，反应区内所有点空塔气速都大于约4m/s。最理想地，反应区内所有点空塔气速都大于约8m/s。

可通过降低含氧化合物至烯烃反应中含氧化合物的转化率增加含氧化合物至烯烃反应过程中产生的乙烯和丙烯的量。但降低含氧化合物转化反应中原料含氧化合物的转化率趋于增加烯烃产品中含氧烃(特别地包括二甲醚)的存在量。因此，控制含氧化合物反应过程中原料的转化率可能是重要的。

根据一实施方案，主要的含氧化合物例如甲醇的转化率为90至98重量％。按另一实施方案，甲醇的转化率为92至98重量％、优选94至98重量％。

按另一实施方案，甲醇的转化率为98重量％以上至小于100重量％。按另一实施方案，甲醇的转化率为98.1重量％至小于100重量％；优选为98.2至99.8重量％。按另一实施方案，甲醇的转化率为98.2重量％至小于99.5重量％；优选为98.2至99重量％。

本发明中，转化率重量％是在无水的基础上计算的，除非另有说明。在无水的基础上计算转化率重量％为：100×(在无水的基础上供入的含氧化合物的重量-在无水的基础上产品中含氧烃的重量)。通过减去原料和产品中含氧化合物的水部分而且排除产品中生成的水计算在无水的基础上含氧化合物的量。例如，用甲醇的重量流量乘以14/32除去甲醇的水组分计算在无含氧化合物基础上的甲醇的重量流量。另一例是用二甲醚的重量流量乘以28/46除去二甲醚的水组分计算在无含氧化合物基础上的二甲醚的重量流量。如果原料或产品中存在含氧化合物的混合物，则不包括痕量的含氧化合物。用甲醇和/或二甲醚作原料时，仅用甲醇和二甲醚在无水的基础上计算转化率。

本发明中，选择性也在无水的基础上计算，除非另有说明。用甲醇和/或二甲醚作原料时，选择性如下计算：100×wt％组分/(100-wt％水-wt％甲醇-wt％二甲醚)。

含氧化合物至烯烃反应的烯烃产品中二甲醚的量越大，转化率越低。由于希望在较低转化率下运行所述反应以提高对乙烯和丙烯的选择性，所以产生的烯烃中有一些二甲醚是理想的。但二甲醚的存在量不能高至使总过程无效或使二甲醚更难脱除。

理想地，含氧化合物至烯烃反应过程产生的烯烃中二甲醚的存在量在无水的基础上为至少约100ppm(重)。优选二甲醚的存在量为至少约500ppm(重)、更优选至少约1000ppm(重)。优选来自含氧化合物至烯烃反应过程的烯烃物流中二甲醚的量在无水的基础上为不大于约10重量％、更优选不大于约5重量％、最优选不大于约2重量％。

含氧化合物至烯烃过程生成大量水作为副产物。此副产物水大多可在蒸馏之前通过使所述物流冷却至物流中水蒸汽的冷凝温度以下的温度除去。优选使所述产物流的温度冷却至低于含氧化合物原料的冷凝温度的温度。某些实施方案中，希望使所述产物流冷却至低于甲醇的冷凝温度。

希望使来自含氧化合物至烯烃反应过程的烯烃物流冷却，然后将冷却的烯烃物流分成冷凝的含水液流和烯烃蒸汽流。所述冷凝的含水液流包含来自烯烃物流的大多数水和来自烯烃物流的大部分含氧烃。所述烯烃蒸汽流包含大多数烯烃例如乙烯和丙烯。

本发明之一方面中，使来自含氧化合物至烯烃反应过程的烯烃物流冷却从而可使富含烯烃的蒸汽流与冷凝的含水液流分离。希望所述蒸汽流包含不大于约20重量％水、优选不大于约15重量％水、更优选不大于约12重量％水。

骤冷塔是一类能使来自烯烃至含氧化合物反应过程的烯烃物流冷却的设备。一种骤冷塔中，骤冷流体直接与烯烃物流接触使所述物流冷却至所要冷凝温度。冷凝作用产生冷凝的含水液流，也称为较重的塔底流出物。所述烯烃产物流的烯烃部分仍为蒸汽，作为塔顶汽流离开骤冷塔。所述塔顶汽流富含烯烃产物，可能还包含一些含氧烃副产物以及水。

一实施方案中，所述骤冷流体是所述骤冷塔的冷凝含水重塔底流出物的再循环液流。理想地通过例如换热器使该含水液流冷却，且送回骤冷塔。该实施方案中优选不从外部来源向骤冷塔注射冷却介质，但在骤冷塔下游的其它分离设备中这样做可能也是理想的。

本发明一实施方案中，在分离出丙烷和二甲醚物流之前使包含二甲醚的烯烃物流干燥。该实施方案中，可在蒸馏之前用固体或液体干燥***从包含二甲醚的烯烃物流中除去水(即使所述烯烃物流干燥)以更有效地除去二甲醚。

在固体干燥***中，使所述烯烃物流与固体吸附剂接触以进一步除水至极低水平。可采用任何常规方法。典型地，所述吸附过程在一或多个装有适当固体吸附剂的固定床内进行。

吸附作用适用于除去低浓度的水以及用其它处理***通常不能除去的某些含氧烃。优选作为本发明一部分的吸附***有多个吸附床。多个床能实现连续分离而不需中断所述过程使固体吸附剂再生。例如，在三床***中，典型地一个床在线，一个床离线再生，第三个床处于待命状态。

吸附床中所用具体固体吸附剂取决于要除污染物的类型。用于除去水和各种极性有机化合物如含氧烃和吸收液的固体吸附剂的例子包括氧化铝、二氧化硅、分子筛、和硅铝酸盐。装有这些吸附剂的混合物的床或有不同固体吸附剂的多个床可有效地用于脱水至极低水平。

所述吸附床可根据需要在环境温度或升温下操作，向上或向下流动。吸附剂材料的再生可通过常规方法完成，包括在升温下用干惰性气流如氮气处理。

所述液体干燥***中，用吸水剂从含二甲醚的烯烃物流中脱除水。所述吸水剂可以是能从烯烃物流中除去水的任何液体。吸水剂的用量是能显著减少蒸馏过程中包合物和游离水生成量的有效量。

优选在吸水容器中加入吸水剂使吸水剂与进入吸水容器的总进料之摩尔比为约1∶1至约1∶5,000、更优选约1∶10至约1∶1,000、最优选约1∶25至约1∶500。

可用于本发明的吸水剂在1大气压下为液体。理想地，这些吸水剂的平均沸点为至少100(38℃)、优选至少120(49℃)、更优选至少150(66℃)。本文所定义的平均沸点基于重量平均考虑吸水剂中每种化合物的沸点。例如，包含90重量％沸点为100℃的化合物和10重量％沸点为200℃的化合物的吸水剂的平均沸点将为110℃。

理想地，所述吸水剂还是极性烃组合物。该组合物优选包含如一元醇、多元醇、胺或其混合物等的化合物。优选的一元醇包括甲醇、乙醇和丙醇。优选的多元醇包括二醇。优选的二醇包括乙二醇和三甘醇。所述吸水组合物包含至少约75重量％液体吸水剂是理想的。所述组合物的其余部分可以是稀释剂，只要所述稀释剂对吸水作用无不利影响。优选所述吸水组合物包含至少约85重量％吸水化合物、更优选至少约90重量％、最优选至少约95重量％。最优选用甲醇作吸水剂。

本发明还可使用分子筛作为吸水剂以从烯烃物流中脱除水，从而干燥烯烃物质。

本发明中可用常规吸收***使吸水剂与烯烃接触。一实施方案中，所述吸收***使用填料塔，但也可使用板式吸收塔。另一实施方案中，所述吸收塔有位于吸收塔顶部的液体入口。在塔顶使吸收液均匀分布。理想地，用分布器板或喷嘴实现吸收液的均匀分布。气体入口位于吸收塔底部，包含水和二甲醚的烯烃在此进入吸收塔。气相组分向上移动，与向下移动的液态吸收剂逆流。称为逆流吸收。

塔内填料或板为塔内气液组分之间的密切接触提供表面。在逆流吸收塔内，液相和气相中可溶气体的浓度在塔底最高，在塔顶最低。气体出口位于吸收塔底部，典型地在气体入口以下。最可溶于液体吸收剂的气体含量少的气相出口位于吸收塔顶部，典型地高于液体入口。

可使用串联或并联的一或多个吸收塔使水浓度降至所要水平，和处理更大量的来自含氧化合物至烯烃过程的烯烃组合物。吸收后，可将所述烯烃物流蒸馏除去丙烷和二甲醚。

可通过常规手段使吸收液再生。一实施方案中，将包含被吸收气体的吸收液供入蒸馏塔，水作为塔顶馏出物排出。再生的吸收液作为塔底馏出物排出。

本发明另一实施方案中，可通过压缩、优选多级压缩进一步处理所述骤冷和/或干燥的烯烃物流。可采用二、三、四或更多级，优选二或三级。

理想地，将所述骤冷和/或干燥的烯烃物流压缩至比进行含氧化合物至烯烃反应过程的压力更高的压力。优选将所述烯烃物流压缩到至少约30psia(207kPa)、更优选至少约50psia(345kPa)、最优选至少约100psia(689kPa)的压力。特别优选高压范围，所述上限是基于设计成本和易于操作的实际压力上限。实际的高压极限一般为最高约5,000psia(34,450kPa)，更加优选约1,000psia(6,895kPa)、约750psia(5171kPa)、和约500psia(3447kPa)的较低极限。

本发明中可采用常规蒸馏技术。本发明一实施方案中，在蒸馏塔中使丙烷和二甲醚物流从烯烃物流中分离，该塔保持这样的操作压力使塔底处于较低温度以限制设备结垢。此塔底馏分将包含来自所述烯烃进料的大部分C₄+烯烃组分。该实施方案中，优选所述塔底馏分的平均温度不大于约300(149℃)、更优选不大于约275(135℃)、最优选不大于约250(121℃)。

本发明中，在能在丙烯和丙烷的沸点之间分馏所述烯烃原料流的温度下进行蒸馏是理想的。这样分离出丙烷将产生包含烯烃物流中所含丙烷和二甲醚的物流。然后进一步蒸馏沸点较低的烯烃化合物例如乙烯和丙烯获得分离的乙烯和丙烯物流。这些物流将基本上是聚合级进料质量的，包含不大于约10wppm二甲醚、优选不大于约5wppm二甲醚、更优选不大于约1wppm二甲醚。

本发明中，将包含二甲醚的烯烃物流蒸馏使包含丙烷和二甲醚的物流与烯烃物流的其它组分分离。优选将包含二甲醚的烯烃物流蒸馏以从烯烃物流中分离出包含约4至约99重量％丙烷、更优选约10至约85重量％丙烷、最优选约15至约90重量％丙烷的丙烷和二甲醚物流。所述丙烷和二甲醚物流还包含约1至约96重量％、优选约15至约90重量％、更优选约20至约85重量％的二甲醚。使用来自含氧化合物至烯烃转化过程的烯烃时，所述物流中丙烷和二甲醚的相对量可能因所要求的含氧化合物至烯烃的转化率而改变。理想地，含氧化合物至烯烃的转化率为约95至约99％。

本发明另一实施方案中，蒸馏后回收乙烯和/或丙烯物流。所述乙烯和/或丙烯物流基本上不含二甲醚，基本上不含意指二甲醚的浓度足够低以致对乙烯和丙烯的下游加工基本上没有不利影响。优选分离出的乙烯和/或丙烯物流将含有不大于约25wppm、优选不大于约10wppm、更优选不大于约6或3或1wppm、最优选不大于约0.5wppm二甲醚。

另一实施方案中，蒸馏中将分离出含二甲醚的烯烃物流中二甲醚的至少约75％。优选在蒸馏中将分离出所述烯烃物流中二甲醚的至少约85％、更优选至少约95％、最优选至少约99％。

再一实施方案中，处理包含二甲醚副产物的含烯烃产物流。其中在可选地脱水、压缩和干燥之后，将所述产物流送去分馏，特征在于通过分馏由所述产物流产生至少一主要含C₃烃的馏分，将此馏分送入精馏塔(C₃分离器)使丙烯与丙烷分离，从该精馏塔顶部取出丙烯产物流，从该精馏塔底部取出包含丙烷和二甲醚的物流，从而得到至多仅含有痕量二甲醚的丙烯产物流。优选所述丙烯产物流包含小于6wppm、尤其是小于3wppm二甲醚。

图1-5中示出按本发明蒸馏烯烃物流分离出丙烷和二甲醚物流的例子。这些实施例证明有许多蒸馏烯烃物流的方式，取决于起始原料的质量和所选流程。但本发明的共同因素是用常规蒸馏技术将烯烃物流的二甲醚与丙烷组分一起分离。

图1是由含氧化合物制备烯烃、使烯烃干燥、和从干烯烃中分离出丙烷和二甲醚物流的流程图。用甲醇作为所述含氧化合物，甲醇通过管线100送入含氧化合物至烯烃反应器102，在其中使甲醇转化成包含甲烷、乙烯、丙烯、乙醛、C₄+烯烃、水和其它烃类组分的烯烃物流。所述烯烃物流通过管线104送入骤冷塔106，在其中使烯烃冷却而使水和其它可凝组分冷凝。

包含大量水的冷凝组分通过塔底管线108从骤冷塔106中排出。一部分冷凝组分通过管线110再循环回骤冷塔106顶部。管线110包含冷却装置例如换热器(未示出)使冷凝组分进一步冷却以提供冷却介质用于使骤冷塔106内的组分进一步冷却。

烯烃蒸气通过管线112离开骤冷塔106顶部。在压缩机114中使烯烃蒸气压缩，压缩的烯烃经管线116通入干燥装置118进一步从烯烃蒸气中除水。干烯烃通过管线120送入蒸馏装置122。操作所述蒸馏装置从丙烷和二甲醚(DME)物流中分离出轻质和重质组分。所述轻质组分中包括乙烯和/或丙烯，可送去深加工如聚合或其它衍生加工。通过水洗以从丙烷中分离出二甲醚，分离出的二甲醚再循环回烯烃反应器与烯烃反应器内的分子筛催化剂接触形成烯烃(未示出)。

图2示出脱乙烷塔的第一实施方案。图2中，包含乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、二甲醚、和C₄+烯烃和其它烃的烯烃物流120供入脱乙烷塔202。脱乙烷塔202将烯烃物流120分馏或蒸馏产生包含乙烷、乙烯和较低沸点组分的塔顶物流204和包含丙烯、丙烷、二甲醚和C₄+烯烃和其它烃的塔底物流206。塔顶物流204供入脱甲烷塔207。脱甲烷塔207产生包含甲烷和较低沸点组分的塔顶物流208和包含乙烷和乙烯的塔底物流210。塔底物流210供入C₂分离器212。C₂分离器212产生包含乙烯的塔顶物流214和包含乙烷的塔底物流216。来自脱乙烷塔202的塔底物流206供入C₃分离器218。所述C₃分离器将塔底物流206分馏或蒸馏产生包含丙烯的塔顶物流220和包含丙烷、二甲醚、及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流222。塔底物流222供入蒸馏塔224。所述蒸馏塔224将塔底物流222分馏或蒸馏产生包含丙烷和二甲醚的塔顶物流226和包含C₄+烯烃和其它烃的塔底物流228。

图3是C₃分离器初分馏或蒸馏实施方案。图3中，烯烃物流120先供入C₃分离器302产生包含丙烯、乙烷、乙烯和较低沸点化合物的塔顶物流304和包含丙烷、二甲醚及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流305。塔顶物流304供入脱乙烷塔306产生包含乙烷、乙烯和较低沸点化合物的塔顶物流308和包含丙烯的塔底物流310。塔顶物流308供入脱甲烷塔312产生包含甲烷和较低沸点组分的塔顶物流314和包含乙烷和乙烯的塔底物流316。塔底物流316供入C₂分离器318产生包含乙烯的塔顶物流320和包含乙烷的塔底物流322。来自C₃分离器302的塔底物流供入蒸馏塔324产生包含丙烷和二甲醚的塔顶物流326和包含C₄+烯烃和其它烃的塔底物流328。

图4是脱甲烷塔至脱乙烷塔初分馏实施方案。图4中，烯烃物流120供入脱甲烷塔402产生包含甲烷和较低沸点化合物的塔顶物流404和包含乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、二甲醚和C₄+烃的塔底物流406。塔底物流406供入脱乙烷塔408产生包含乙烷和乙烯的塔顶物流410和包含丙烯、丙烷、二甲醚及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流412。塔顶物流410供入C₂分离器产生包含乙烯原料流的塔顶物流416和包含乙烷的塔底物流418。塔底物流412供入C₃分离器420产生包含丙烯的塔顶物流422和包含丙烷、二甲醚及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流424。塔底物流424供入蒸馏塔426产生包含丙烷和二甲醚的塔顶物流428和包含C₄+烯烃和其它烃的塔底物流430。

图5是脱甲烷塔至C₃分离器初分馏实施方案。图5中，烯烃物流120供入脱甲烷塔502产生包含甲烷和较低沸点化合物的塔顶物流504和包含乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、二甲醚及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流506。来自脱甲烷塔的塔底物流506供入C₃分离器508产生包含丙烯、乙烷和乙烯的塔顶物流510和包含丙烷、二甲醚及C₄+烯烃和其它烃的塔底物流512。塔顶物流510供入脱乙烷塔514产生包含乙烷和乙烯的塔顶物流516和包含丙烯的塔底物流518。塔顶物流516供入C₂分离器520产生包含乙烯的塔顶物流522和包含乙烷的塔底物流524。来自C₃分离器的塔底物流512供入蒸馏塔526产生包含丙烷和二甲醚的塔顶物流528和包含C₄+烯烃和其它烃的塔底物流530。

图6示出本发明另一类型的脱乙烷塔初分馏实施方案。按图6，来自用于由甲醇合成烯烃的反应器(图中未示出)的含烯烃产物流经管线(7)送入预冷和干燥步骤(10)。积累的冷凝液(主要是水)通过管线(31)排出。然后将预冷和干燥的产物流送入C₂/C₃分离步骤(11)。分离出C₁/C₂烃，通过管线(32)送入C₁/C₂分离步骤(12)。分离出的C₁烃通过管线(34)和(35)作为高压(HP)和低压(LP)燃料气回收。分出的C₂烃通过管线(36)送入C₂分离器(13)。

在所述C₂分离器中使乙烯与乙烷分离并通过管线(37)排出。乙烯(可能含有一些乙炔)送入乙炔氢化步骤(14)，通过管线(39)作为乙烯产品(38)回收。C₂燃烧气(主要为乙烷)从C₂分离器中排出并通过管线(39)输送。

在C₂/C₃分离步骤(11)中从烯烃物流中分出的C₃+烃(即沸点大于或等于丙烯的烃)通过管线(33)送入C₃/C₄分离步骤(15)，使C₃烃与较重的烃(即C₄+烃)分离。较重的C₄+烃通过管线(43)送入C₄/C₅分离步骤(17)。使C₅+烃与C₄烃分离，最后通过管线(45)输送用作汽油馏分。所述C₄烃通过管线(44)送入丁烯二聚步骤(18)形成二聚的烃。所述二聚的烃也通过管线(45)输送用作汽油馏分。

在C₃/C₄分离步骤(15)中分离出的C₃烃通过管线(40)送入C₃分离器(16)。所述烯烃物流中存在的二甲醚也与C₃烃一起进入C₃分离器，因为它在以前的分馏步骤中与丙烷相似。在C₃分离器(16)中，二甲醚与丙烷一起进入分离器底部，均通过管线(42)排出。通过管线(41)从C₃分离器(16)顶部获得基本上纯的丙烯产品(例如含低于3ppm二甲醚)。

按本发明分离的乙烯和丙烯物流可聚合形成塑料组合物，例如聚烯烃、特别是聚乙烯和聚丙烯。可采用形成聚乙烯或聚丙烯的任何传统方法。催化法是优选的。特别优选的是金属茂、齐格勒/纳塔、氧化铬和酸催化体系。参见例如US 3,258,455；3,305,538；3,364,190；5,892,079；4,659,685；4,076,698；3,645,992；4,302,565；和4,243,691，其中关于催化剂和方法的描述均引入本文供参考。一般地，这些方法涉及使乙烯或丙烯产品与形成聚烯烃的催化剂在足以形成聚烯烃产品的压力和温度下接触。

本发明一实施方案中，使乙烯或丙烯产品与金属茂催化剂接触形成聚烯烃。理想地，所述聚烯烃形成过程在约50至约320℃范围内的温度下进行。所述反应可在低、中或高压下进行，在约1至约3200巴的范围内。对于在溶液中进行的过程，可使用惰性稀释剂。此类操作中，压力在约10至约150巴的范围内的理想的，优选温度在约120至约250℃的范围内。对于气相法，优选温度在约60至120℃的范围内，操作压力为约5至约50巴。

除聚烯烃之外，还可由按本发明分离的乙烯、丙烯和C₄+烯烃特别是丁烯形成各种其它烯烃衍生物。按本发明分离的烯烃还可用于生产诸如醛、酸如C₂-C₁₃一元羧酸、醇如C₂-C₁₂一元醇、由C₂-C₁₂一元羧酸和C₂-C₁₂一元醇制成的酯、线型α-烯烃、乙酸乙烯酯、二氯乙烯和氯乙烯、乙苯、环氧乙烷、枯烯、丙烯醛、烯丙基氯、环氧丙烷、丙烯酸、乙丙橡胶、和丙烯腈等化合物、及乙烯和丙烯的三聚体和二聚体。所述C₄+烯烃(尤其是丁烯)特别适用于生产醛、酸、醇、由C₅-C₁₃一元羧酸和C₅-C₁₃一元醇制成的酯和线型α-烯烃。

已充分地描述了本发明，在不背离本发明精神和范围的情况下可在权利要求内的宽参数范围内实施本发明对于本领域技术人员来说是显而易见的。

Claims

1.一种从含氧化合物至烯烃反应过程制得的烯烃物流中分离二甲醚的方法，包括：

使含氧化合物与分子筛催化剂接触形成烯烃物流，其中所述烯烃物流包含水、丙烯、丙烷和二甲醚；

使所述烯烃物流干燥形成干烯烃物流；和

将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与丙烯分离。

2.权利要求1的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于1000wppm水。

3.权利要求2的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于500wppm水。

4.权利要求3的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于10wppm水。

5.权利要求1的方法，其中从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯包含不大于25wppm二甲醚。

6.权利要求5的方法，其中从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯包含不大于10wppm二甲醚。

7.权利要求6的方法，其中从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯包含不大于1wppm二甲醚。

8.权利要求7的方法，其中从所述干烯烃物流中蒸馏出的丙烯包含不大于0.5wppm二甲醚。

9.权利要求2的方法，其中所述烯烃物流包含至少0.05重量％二甲醚。

10.权利要求1的方法，其中所述烯烃物流还包含丁烯和更高沸点的化合物，将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与丙烯、丁烯和更高沸点的化合物分离。

11.权利要求1的方法，还包括使包含丙烷和二甲醚的物流与水接触以使二甲醚与丙烷分离。

12.权利要求11的方法，还包括使分离出的二甲醚与分子筛催化剂接触形成烯烃。

13.权利要求10的方法，其中所述烯烃物流包含2至45重量％丙烷、0.05至5重量％二甲醚以及30至95重量％丁烯和更高沸点的化合物。

14.权利要求1的方法，还包括使分离出的丙烯聚合形成聚丙烯。

15.权利要求10的方法，还包括使丁烯和更高沸点的化合物与丙烯分离。

16.权利要求15的方法，还包括使分离出的丁烯转化成醛、酸、醇、由C₅-C₁₃一元羧酸和C₅-C₁₃一元醇制成的酯或线型α-烯烃。

17.权利要求1的方法，其中所述烯烃物流还包含乙烯，将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与乙烯和丙烯分离。

18.权利要求17的方法，还包括使分离出的乙烯聚合。

19.一种从烯烃物流中除去二甲醚的方法，包括：

提供包含水、丙烯、丙烷和二甲醚的烯烃物流；使所述烯烃物流干燥形成干烯烃物流；

将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与丙烯分离，其中所述包含丙烷和二甲醚的物流包含4.0至99重量％丙烷和1.0至96重量％二甲醚。

20.权利要求19的方法，其中所提供的烯烃物流包含至少0.05重量％二甲醚。

21.权利要求19的方法，其中通过使烯烃物流与吸水剂接触使所述烯烃物流干燥。

22.权利要求21的方法，其中所述吸水剂选自一元醇、多元醇、胺或其混合物。

23.权利要求21的方法，其中所述吸水剂为分子筛。

24.权利要求21的方法，其中在与吸水剂接触之前将所提供的烯烃物流压缩。

25.权利要求19的方法，还包括使所述包含丙烷和二甲醚的物流与水接触以使二甲醚与丙烷分离。

26.权利要求25的方法，还包括使分离出的二甲醚与分子筛催化剂接触形成烯烃。

27.权利要求19的方法，还包括使分离出的丙烯聚合。

28.权利要求19的方法，其中所述烯烃物流还包含乙烯，将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与乙烯和丙烯分离。

29.权利要求28的方法，还包括使分离出的乙烯聚合。

30.一种使由含氧化合物制得的丙烯聚合的方法，包括：

使所述含氧化合物与分子筛催化剂接触形成烯烃物流，其中所述烯烃物流包含丙烯、丙烷和二甲醚；

将所述烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与丙烯分离；和

使分离出的丙烯聚合。

31.权利要求30的方法，其中所述烯烃物流包含至少0.05重量％二甲醚。

32.权利要求30的方法，其中分离出的丙烯物流包含不大于25wppm二甲醚。

33.权利要求32的方法，其中分离出的丙烯物流包含不大于10wppm二甲醚。

34.权利要求33的方法，其中分离出的丙烯物流包含不大于1wppm二甲醚。

35.权利要求34的方法，其中分离出的丙烯物流包含不大于0.5wppm二甲醚。

36.权利要求30的方法，其中所述烯烃物流还包含丁烯和更高沸点的化合物，所述脱除步骤还包括使丁烯和更高沸点的化合物与丙烯分离。

37.权利要求30的方法，还包括在蒸馏之前使所述烯烃物流干燥形成干烯烃物流。

38.权利要求37的方法，其中所述烯烃物流还包含丁烯和更高沸点的化合物，将所述干烯烃物流蒸馏以使包含丙烷和二甲醚的物流与丙烯、丁烯和更高沸点的化合物分离。

39.权利要求30的方法，还包括使包含丙烷和二甲醚的物流与水接触使二甲醚与丙烷分离。

40.权利要求39的方法，还包括使分离出的二甲醚与分子筛催化剂接触形成烯烃。

41.一种使乙烯和丙烯聚合的方法，包括：

使包含乙烯、丙烯、丙烷和二甲醚的烯烃物流干燥形成干烯烃物流；

将所述干烯烃物流蒸馏分离出乙烯物流、丙烯物流以及包含丙烷和二甲醚的物流，其中所述乙烯物流和所述丙烯物流均包含不大于10wppm二甲醚；和

使分离出的乙烯和丙烯物流聚合。

42.权利要求41的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于1000wppm水。

43.权利要求42的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于500wppm水。

44.权利要求43的方法，其中所述干烯烃物流包含不大于10wppm水。

45.权利要求42的方法，其中分离出的包含丙烷和二甲醚的物流包含4至99重量％丙烷和1至96重量％二甲醚。

46.权利要求42的方法，还包括使分离出的包含丙烷和二甲醚的物流与水接触以使二甲醚与丙烷分离。

47.权利要求46的方法，还包括使分离出的二甲醚与分子筛催化剂接触形成烯烃。

48.一种包含二甲醚副产物的含烯烃产物流的处理方法，其中在可选地脱水、压缩和干燥之后，将所述产物流送去分馏，特征在于通过分馏由所述产物流产生至少一主要含C₃烃的馏分，将此馏分送入精馏塔使丙烯与丙烷分离，从该精馏塔顶部取出丙烯产物流，从该精馏塔底部取出包含丙烷和二甲醚的物流，从而得到包含小于6wppm二甲醚的丙烯产物流。

49.权利要求48的方法，特征在于所述丙烯产物流包含小于3wppm二甲醚。