CN103896702A - 从馏分中间预切割的轻烃分离方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种从馏分中间预切割的轻烃分离方法及系统；应用于前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离。它先将H2-C1-C5从C3馏分中间切割成C3 -和C3-C4 +两部分，再将C3-C4 +馏分从C3与C4之间切割成C3和C4 +两部分，这样，H2-C1-C5被分成为C3 -、C3、C4 +三部分，被分离出来的那部分C3馏分，可作为高压脱丙烷塔的第二回流，而减少高压脱丙烷塔对主回流(需经加热、撤热，用更多、更低温位冷量才能获得)的需求及相应能耗；亦可作为产品直接前往下游系统，从而绕过C2加氢等系统而减少不必要的能耗；与只从相邻碳数馏分(Cn与Cn+1)之间切割的现有技术相比，本发明的方法及系统更节能。
Description
技术领域
本发明涉及一种轻烃分离方法及系统，特别是涉及一种从馏分中间进行预切割的轻烃分离方法及系统，用于前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离。
背景技术
轻烃分离，指的是乙烯装置等相关生产装置对其回收的氢气及碳一至碳五烃类混合物(缩写：H2-C1-C5)进行的分离。
碳二及更轻馏分(含氢气)缩写为C2 -，碳三馏分缩写为C3，碳三及更轻馏分(含氢气)缩写为C3 -，碳四馏分缩写为C4，碳四及更重馏分缩写为C4 +，碳三与碳四及更重馏分混合物缩写为C3-C4 +，相邻碳数馏分缩写为Cn馏分、Cn+1馏分，将Cn馏分与Cn+1馏分分离开缩写为Cn/Cn+1分离或Cn -/Cn+1 +分离。
除最终产品乙烯、丙烯的精馏外，现有的轻烃分离技术的各分馏步骤，都是从相邻碳数馏分之间进行切割，把进料馏分分离为Cn馏分和Cn+1馏分，或者分离为Cn -馏分和Cn+1 +馏分。这样的切割在轻烃分离的许多环节是唯一选择，但在有些环节却有能耗较高的缺点。前脱丙烷流程中的C3 -/C4 +分离环节，若拘泥于从C3与C4之间切割，这样的缺点就很明显。
用一个塔压体系的分馏塔进行C3 -/C4 +分离时，塔温过高会导致塔底高浓度1,3-丁二烯聚合结垢；塔压过低又会导致下游所需压头不足，且塔顶馏出物的冷凝消耗过多低温位冷量。为避免之，现有技术通常采用高、低压两台塔来实现C3 -/C4 +分离。但这样的“双塔双压”，实质上只是一台塔的压力不同的上下两段，仍然是从C3馏分与C4馏分之间切割，仍然有能耗高的缺点。
同时，在前脱丙烷流程中拘泥于从C3与C4之间切割，分馏塔所需的全部回流液都必须经加热、撤热，再用更多、更低温位的冷剂冷却、冷凝，因而消耗能量较多；进料中的全部C3馏分都不得不随塔顶馏出物一起流经C2加氢、前端激冷、脱甲烷、脱乙烷系统，不必要地多消耗了能量。
发明内容
本发明的目的是提供一种从馏分中间预切割的轻烃分离方法及系统，用于前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离。它先将H2-C1-C5从C3馏分中间切割成C3 -和C3-C4 +，再将C3-C4 +馏分从C3、C4之间切割成C3和C4 +。这样，H2-C1-C5被分为了C3 -、C3、C4 +三部分。分离出来的那部分C3馏分，可以作为前面的预切割塔(即高压脱丙烷塔)的第二回流，以减少高压脱丙烷塔对主回流(需经加热、撤热，然后用更多、更低温度的冷量才能获得)的需求及相应能耗；亦可直接去其应去的下游处理系统，而不必随C3 -馏分一起流经C2加氢、前端激冷、脱甲烷、脱乙烷系统，以减少不必要的能量消耗。
为实现C3 -/C4 +分离并节能，本发明的从馏分中间预切割的轻烃分离方法包括：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液进入高压脱丙烷塔。
在回流液体和再沸气体的共同作用下，进入高压脱丙烷塔的进料气和进料液被分离为塔顶气和塔底液。所述塔顶气即C3 -，仍称“进料气”，经进料压缩机最末一段升压后前往C2加氢系统。经过加氢后，所述进料气被部分冷凝。未冷凝的气相物料仍称“进料气”，作为本系统的产品前往下游的前端激冷、脱甲烷和脱乙烷系统。冷凝的液相物料，一部分作为回流液被送回高压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分作为本系统的产品前往下游的前端激冷、脱甲烷和脱乙烷系统。所述塔底液即C3-C4 +馏分，进入低压脱丙烷塔做第二步分馏。
高压脱丙烷塔的塔底液C3-C4 +馏分被送入低压脱丙烷塔，在回流液和再沸气体的共同作用下分离为低压脱丙烷塔的塔底液和塔顶馏出物。所述塔底液即C4 +，被送往下游的脱丁烷系统。所述塔顶馏出物即C3馏分，在冷凝器中冷凝，冷凝液被收集于回流罐并被泵抽出，一部分作为回流液送回低压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分则作为高压脱丙烷塔的第二回流液送回高压脱丙烷塔。或者是，所述塔顶馏出物(C3馏分)在冷凝器中冷凝，冷凝液被收集于回流罐后被泵抽出，一部分作为回流液送回低压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分作为本系统的产品，直接前往下游的C3加氢系统，不再回到高压脱丙烷塔，从而绕过C2加氢、前端激冷、脱甲烷、脱乙烷系统。
本发明的方法，其中优选所述高压脱丙烷塔的压力为1.35-1.50MPa(a)，所述高压脱丙烷塔塔顶气升压并加氢后，依次用7℃(加氢出料第一冷却冷凝器)、-15至-16℃(加氢出料第二冷却冷凝器)、-21至-26℃(加氢出料第三冷却冷凝器)的冷剂使之部分冷凝。
本发明的方法，其中优选所述低压脱丙烷塔的压力为0.85-1.05MPa(a)，用于所述低压脱丙烷塔塔顶气冷凝的为7℃的冷剂。
本发明还涉及一种从馏分中间预切割的轻烃分离系统，包括高压脱丙烷塔、低压脱丙烷塔、高压脱丙烷塔回流罐、低压脱丙烷塔回流罐、高压脱丙烷塔进出料换热器、高压脱丙烷塔再沸器、加氢出料第一冷却冷凝器、加氢出料第二冷却冷凝器、加氢出料第三冷却冷凝器、低压脱丙烷塔进料冷却器、低压脱丙烷塔回流泵、进料压缩机末端压缩段。其中：
进料气总管，通过高压脱丙烷塔进出料换热器，与高压脱丙烷塔上侧进料口连通；进料液总管，与高压脱丙烷塔下侧进料口连通；
高压脱丙烷塔顶端的出气口，通过高压脱丙烷塔进出料换热器，与进料压缩机末端压缩段的吸入口连通；
进料压缩机末端压缩段的排出口，与C2加氢系统的进料口连通；
C2加氢系统的排出口，通过第一加氢出料冷却冷凝器、第二加氢出料冷却冷凝器、第三加氢出料冷却冷凝器，与高压脱丙烷塔回流罐进料口连通；
高压脱丙烷塔回流罐顶端出气口，与下游处理系统连通；
高压脱丙烷塔回流罐底端出液口，分别与高压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及下游处理系统连通；
高压脱丙烷塔底端的出液口，通过低压脱丙烷塔进料冷却器，与低压脱丙烷塔进料口连通；
低压脱丙烷塔顶端的出气口，通过低压脱丙烷塔冷凝器，与低压脱丙烷塔回流罐的进料口连通；
低压脱丙烷塔回流罐底端的出液口，通过低压脱丙烷塔回流泵，分别与低压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及下游处理系统连通；或者是，低压脱丙烷塔回流罐底端的出液口，通过低压脱丙烷塔回流泵，分别与低压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及高压脱丙烷塔第二回流液口连通。
本发明与现有技术不同之处在于，本发明不拘泥于从相邻碳数馏分(Cn与Cn+1)之间切割分馏，而是先从C3馏分中间切割，再从C3馏分与C4馏分之间切割。从C3馏分与C4馏分之间切割获得的那部分C3馏分可作为高压脱丙烷塔的第二回流，以减少高压脱丙烷塔对主回流(需经加热、撤热，然后用更多、更低温度的冷量才能获得)的需求；亦可直接去其应去的下游处理系统，而不必随C3 -馏分一起流经C2加氢、前端激冷、脱甲烷、脱乙烷系统，以减少不必要的能量消耗。因此，本发明的方法及系统，能耗明显低于现有技术。
下面结合附图、实施例和工艺参数，对本发明的从馏分中间预切割的轻烃分离方法及系统作进一步说明。
附图说明
图1本发明低压脱丙烷塔顶馏出C3作为高压脱丙烷塔第二回流的实施方式工艺流程示意图；
图2本发明低压脱丙烷塔馏出C3作为产品直接输出的实施方式工艺流程示意图；
图3用现有技术完成前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离任务的实施方式工艺流程示意图。
附图标记：01-高压脱丙烷塔；02-低压脱丙烷塔；03-高压脱丙烷塔回流罐；04-低压脱丙烷塔回流罐；05-高压脱丙烷塔进出料换热器；06-高压脱丙烷塔再沸器；07-加氢出料第一冷却冷凝器；08-加氢出料第二冷却冷凝器；09-加氢出料第三冷却冷凝器；10-低压脱丙烷塔进料冷却器；11-低压脱丙烷塔再沸器；12-低压脱丙烷塔冷凝器；13-低压脱丙烷塔回流泵；14-进料压缩机末段压缩段；15-一号脱丙烷塔；16-二号脱丙烷塔；17-一号脱丙烷塔回流罐；18-二号脱丙烷塔回流罐；19-一号脱丙烷塔进出料换热器；20-一号脱丙烷塔再沸器；21-一、二号塔进出料换热器；22-二号脱丙烷塔再沸器；23-二号脱丙烷塔冷凝器；24-二号脱丙烷塔顶馏出物输送泵。
CW-冷却水；C3R-相应温度级位的丙烯冷剂；PO-用作热剂的中油。
具体实施方式
如图1所示，本发明低压脱丙烷塔顶馏出C3作为高压脱丙烷塔第二回流的系统，包括高压脱丙烷塔01、低压脱丙烷塔02、高压脱丙烷塔回流罐03、低压脱丙烷塔回流罐04、高压脱丙烷塔进出料换热器05、高压脱丙烷塔再沸器06、加氢出料第一冷却冷凝器07、加氢出料第二冷却冷凝器08、加氢出料第三冷却冷凝器09、低压脱丙烷塔进料冷却器10、低压脱丙烷塔再沸器11、低压脱丙烷塔冷凝器12、低压脱丙烷塔回流泵13、进料压缩机末段压缩段14。其中：
进料气总管通过高压脱丙烷塔进出料换热器05，与高压脱丙烷塔上侧进料口连通；进料液总管与高压脱丙烷塔下侧进料口连通。
高压脱丙烷塔01顶端的出气口，通过高压脱丙烷塔进出料换热器05，与进料压缩机末段压缩段14的吸入口连通。
高压脱丙烷塔01底端的出液口，通过低压脱丙烷塔进料冷却器10，与低压脱丙烷塔02的进料口连通。
进料压缩机末段压缩段14的进料气排出口，通过C2加氢系统(图中略)以及第一加氢出料冷却冷凝器07、第二加氢出料冷却冷凝器08、第三加氢出料冷却冷凝器09，与高压脱丙烷塔回流罐03的进料口连通；三台加氢出料冷却冷凝器的壳程连接相应温位的丙烯冷剂(C3R)管路。
高压脱丙烷塔回流罐03顶端的出气口，与下游处理系统连通。
高压脱丙烷塔回流罐03底端的出液口分为两支：一支与高压脱丙烷塔01的最上层塔板回流液口连通，另一支与下游处理系统连通。
低压脱丙烷塔02顶端的出气口，通过低压脱丙烷塔冷凝器12，与低压脱丙烷塔回流罐04的进料口连通。
低压脱丙烷塔回流罐04底端的出液口，通过低压脱丙烷塔回流泵13后分为两支：一支与低压脱丙烷塔02的最上层塔板回流液口连通，另一支与高压脱丙烷塔01的第二回流液口连通。
低压脱丙烷塔02底端的出液口与下游处理系统连通。
高压脱丙烷塔再沸器6的壳程与用作热剂的中油(PO)管路连接；低压脱丙烷塔再沸器11的壳程与用作热剂的中油(PO)管路连接。
高压脱丙烷塔的01压力1.48MPa(a)，低压脱丙烷塔02的压力约0.86MPa(a)。
如图2所示，本发明低压脱丙烷塔顶馏出C3作为产品直接输出的系统，包括高压脱丙烷塔01、低压脱丙烷塔02、高压脱丙烷塔回流罐03、低压脱丙烷塔回流罐04、高压脱丙烷塔进出料换热器05、高压脱丙烷塔再沸器06、加氢出料第一冷却冷凝器07、加氢出料第二冷却冷凝器08、加氢出料第三冷却冷凝器09、低压脱丙烷塔进料冷却器10、低压脱丙烷塔再沸器11、低压脱丙烷塔冷凝器12、低压脱丙烷塔回流泵13、进料压缩机末段压缩段14。其中：
进料气总管通过高压脱丙烷塔进出料换热器05，与高压脱丙烷塔上侧进料口连通；进料液总管与高压脱丙烷塔下侧进料口连通。
高压脱丙烷塔01顶端的出气口，通过高压脱丙烷塔进出料换热器05，与进料压缩机末段压缩段14的吸入口连通。
高压脱丙烷塔01底端的出液口，通过低压脱丙烷塔进料冷却器10，与低压脱丙烷塔02的进料口连通。
进料压缩机末段压缩段14的进料气排出口，通过C2加氢系统(图中略)以及第一加氢出料冷却冷凝器07、第二加氢出料冷却冷凝器08、第三加氢出料冷却冷凝器09，与高压脱丙烷塔回流罐03的进料口连通；三台加氢出料冷却冷凝器的壳程连接相应温位的丙烯冷剂(C3R)管路。
高压脱丙烷塔回流罐03顶端的出气口，与下游处理系统连通。
高压脱丙烷塔回流罐03底端的出液口分为两支：一支与高压脱丙烷塔01的最上层塔板回流液口连通，另一支与下游处理系统连通。
低压脱丙烷塔02顶端的出气口，通过低压脱丙烷塔冷凝器12，与低压脱丙烷塔回流罐04的进料口连通。
低压脱丙烷塔回流罐04底端的出液口，通过低压脱丙烷塔回流泵13后分为两支：一支与低压脱丙烷塔02的最上层塔板回流液口连通，另一支与下游处理系统连通。
低压脱丙烷塔02底端的出液口与下游处理系统连通。
高压脱丙烷塔再沸器6的壳程与用作热剂的中油(PO)管路连接；低压脱丙烷塔再沸器11的壳程与用作热剂的中油(PO)管路连接。
高压脱丙烷塔的01压力1.48MPa(a)，低压脱丙烷塔02的压力0.86MPa(a)。
实施例1低压脱丙烷塔顶馏出C3作为高压脱丙烷塔第二回流
如图1所示，在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液，进入高压脱丙烷塔01（图1未显示该两股进料的形成过程。采用多股、或气相或液相的进料，是分馏工艺的常用做法之一）。进料气在进入高压脱丙烷塔01之前，先在高压脱丙烷塔进出料换热器05中与高压脱丙烷塔01的塔顶馏出气相物换热，所述进料气被冷却和部分冷凝，所述塔顶馏出气体物料被加热。在回流液体和再沸气体的共同作用下，进入高压脱丙烷塔01的进料被分离为塔顶气相物和塔底液相物，塔顶气相物是挥发度较高的C2 -和部分C3馏分，塔底液相物是挥发度较低的另一部分C3和C4 +馏分。高压脱丙烷塔01的塔顶馏出气相物，在高压脱丙烷塔进出料换热器05中与进料气换热后被吸入进料压缩机末段压缩段14，升压后进入C2加氢系统以脱除所含炔烃杂质(加氢过程非本发明内容。故略)。脱炔后的“加氢出料”仍称“进料气”，依次在加氢出料第一冷却冷凝器07、加氢出料第二冷却冷凝器08、加氢出料第三冷却冷凝器09中，被7℃、-16℃、-24℃丙烯冷剂冷却和部分冷凝。冷却和部分冷凝后的进料气在高压脱丙烷塔回流罐03中闪蒸分为气液两相。气相物是本系统的产品，仍称“进料气”，前往下游处理系统。所述液相物被分为两股：一股作为回流液被送到高压脱丙烷塔01的最上层塔板；另一股也是本系统的产品，前往下游处理系统。高压脱丙烷塔01的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”通过高压脱丙烷塔再沸器06提供。
高压脱丙烷塔01的塔底液相物，即一部分C3和C4 +馏分进入低压脱丙烷塔02，在回流液体和再沸气体的共同作用下，被分离为塔顶气相物和塔底液相物，塔顶气相物是挥发度较高的C3馏分，塔底液相物是挥发度较低的C4 +馏分。所述塔顶气相物在低压脱丙烷塔冷凝器12中被7℃丙烯冷剂冷凝。冷凝液被收集于低压脱丙烷塔回流罐04，然后被低压脱丙烷塔回流泵13抽出并分为两股：一股作为回流液，返回低压脱丙烷塔02的最上层塔板；另一股作为高压脱丙烷塔01的第二回流液，返回高压脱丙烷塔01的第3块塔板(自上而下排序)。低压脱丙烷塔02的塔底液相物即C4 +馏分，被送往下游处理系统。低压脱丙烷塔02的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”通过低压脱丙烷塔再沸器11提供。
高压脱丙烷塔01的压力为1.48MPa(a)；低压脱丙烷塔02的压力为0.86MPa(a)。
低压脱丙烷塔02塔顶馏出物即C3馏分被冷凝后，除了返回低压脱丙烷塔02的回流液外，其余部分都作为第二回流液返回高压脱丙烷塔01，而不是作为产品直接送往下游处理系统。第二回流的存在，相应减少了高压脱丙烷塔01对最上层塔板回流液的需求，也相应减少了高压脱丙烷塔塔顶气升压后在C2加氢系统中加热、撤热的能量消耗，以及它在加氢出料第一、第二、第三冷却冷凝器中部分冷凝的冷量需求。
实施例1应用于年产70万吨乙烯装置前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离时，其主要相关工艺参数如表1所示。
表1实施例1的主要相关工艺参数
实施例2低压脱丙烷塔馏出C3作为产品直接输出
如图2所示，在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液，进入高压脱丙烷塔01（图2未显示该两股进料的形成过程。采用多股、或气相或液相的进料，是分馏工艺的常用做法之一）。进料气在进入高压脱丙烷塔01之前，先在高压脱丙烷塔进出料换热器05中，与高压脱丙烷塔01的塔顶馏出气相物换热，所述进料气被冷却和部分冷凝，所述塔顶馏出气体物料被加热。在回流液体和再沸气体的共同作用下，进入高压脱丙烷塔01的进料被分离为塔顶气相物和塔底液相物，塔顶气相物是挥发度较高的C2 -和部分C3馏分，塔底液相物是挥发度较低的另一部分C3和C4 +馏分。高压脱丙烷塔01的塔顶馏出气相物，在高压脱丙烷塔进出料换热器05中与进料气换热后被吸入进料压缩机末段压缩段14，升压后进入C2加氢系统以脱除所含炔烃杂质(加氢过程非本发明内容。故略)。脱炔后的“加氢出料”仍称“进料气”，依次在加氢出料第一冷却冷凝器07、加氢出料第二冷却冷凝器08、加氢出料第三冷却冷凝器09中，被7℃、-16℃、-24℃丙烯冷剂冷却和部分冷凝。冷却和部分冷凝后的进料气在高压脱丙烷塔回流罐03中闪蒸分为气液两相。气相物是本系统的产品，仍称“进料气”，前往下游处理系统。所述液相物被分为两股：一股作为回流液被送到高压脱丙烷塔01的最上层塔板；另一股也是本系统的产品，前往下游处理系统。高压脱丙烷塔01的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”通过高压脱丙烷塔再沸器06提供。
高压脱丙烷塔01的塔底液相物，即一部分C3和C4 +馏分进入低压脱丙烷塔02，在回流液体和再沸气体的共同作用下，被分离为塔顶气相物和塔底液相物，塔顶气相物是挥发度较高的C3馏分，塔底液相物是挥发度较低的C4 +馏分。所述塔顶气相物在低压脱丙烷塔冷凝器12中被7℃丙烯冷剂冷凝。冷凝液被收集于低压脱丙烷塔回流罐04，然后被低压脱丙烷塔回流泵13抽出并分为两股：一股作为回流液返回低压脱丙烷塔02的最上层塔板；另一股作为本系统的产品直接送往下游的C3加氢系统。低压脱丙烷塔02的塔底液相物即C4 +馏分，被送往下游处理系统。低压脱丙烷塔02的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”通过低压脱丙烷塔再沸器11提供。
高压脱丙烷塔01的压力为1.48MPa(a)；低压脱丙烷塔02的压力为0.86MPa(a)。
低压脱丙烷塔02塔顶馏出物即C3馏分被冷凝后，除了返回低压脱丙烷塔02的回流液外，其余部分都作为产品直接输出。这样，这部分C3馏分便可以绕过C2加氢、前端激冷、脱甲烷、脱乙烷系统，直接前往它应去的C3加氢系统，从而减少不必要的能量消耗。
实施例2应用于年产70万吨乙烯装置前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离时，其主要相关工艺参数如表2所示。
表2实施例2的主要相关工艺参数
本发明实施过程中，为了研究它与现有技术的对比效果，模拟用现有技术完成前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离任务，提出了如下现有技术的技术方案，称为“对比例”，工艺流程如图3所示。
对比例用现有技术完成前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离任务
如图3所示，在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液，进入一号脱丙烷塔15（图3未显示该两股进料的形成过程。采用多股、或气相或液相的进料，是分馏工艺的常用做法之一）。进料气在进入一号脱丙烷塔15前，先在一号脱丙烷塔进出料换热器19中，与一号脱丙烷塔15的塔顶馏出气相物换热，所述进料气被冷却和部分冷凝，所述塔顶馏出气体物料被加热。在回流液体和再沸气体的共同作用下，进入一号脱丙烷塔15的进料被分离为塔顶气相物和塔底液相物，塔顶气相物是挥发度较高的C3 -馏分，塔底液相物是挥发度较低的C3和C4 +馏分。一号脱丙烷塔15的塔顶馏出气相物，在一号脱丙烷塔进出料换热器19中与进料气换热后被吸入进料压缩机末段压缩段14，升压后进入C2加氢系统以脱除所含炔烃杂质(加氢过程非本发明内容。故略)。脱炔后的“加氢出料”仍称“进料气”，依次在加氢出料第一冷却冷凝器07、加氢出料第二冷却冷凝器08、加氢出料第三冷却冷凝器09中，被7℃、-16℃、-24℃丙烯冷剂冷却和部分冷凝。冷却和部分冷凝后的进料气在一号脱丙烷塔回流罐17中闪蒸分为气液两相。气相物是本系统的产品，仍称“进料气”，前往下游处理系统。一号脱丙烷塔回流罐17中的液相物被分为两股：一股作为回流液被送到一号脱丙烷塔15的最上层塔板，另一股也是本系统的产品，前往下游处理系统。一号脱丙烷塔15的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”通过一号脱丙烷塔再沸器20提供。
一号脱丙烷塔15的塔底液相物，即C3和C4 +馏分，流经一、二号塔进出料换热器21，与来自二号脱丙烷塔顶馏出物输送泵24的物料换热后，进入二脱丙烷塔16的最上层塔板，在回流液体和再沸气体的共同作用下，被分离为塔顶气相物和塔底液相物。塔顶气相物是挥发度较高的C3和C4 +馏分，塔底液相物是挥发度较低的C4 +馏分。所述塔顶气相物在二号脱丙烷塔冷凝器23中被7℃丙烯冷剂冷凝。冷凝液被收集于二号脱丙烷塔回流罐18中，然后被二号脱丙烷塔顶馏出物输送泵24抽出，经过一、二号塔进出料换热器21换热后送回一号脱丙烷塔15的最下层塔板。所述二号脱丙烷塔16的塔底液相物即C4 +馏分，送往下游处理系统。二号脱丙烷塔16的再沸热量，由来自上游急冷油塔中段的“中油”，通过二号脱丙烷塔再沸器22提供。
一号脱丙烷塔15的压力为1.48MPa(a)；二号脱丙烷塔16的压力为0.86MPa(a)。
一号脱丙烷塔15和二号脱丙烷塔16形式上是两台塔，但一号塔塔底物由二号塔最上层塔板进入，而二号塔塔顶物由一号塔最下层塔板返回，因此一、二号塔实际上是一台塔，只是为了避免丁二烯浓度较高的部位温度过高而引起聚合结垢，对塔的下半段做了降压操作处理。
形式上是两台塔、实际上是一台塔的现有技术方案，能耗较高。
对比例应用于年产70万吨乙烯装置前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离时，其主要相关工艺参数如表3所示。
表3对比例的主要相关工艺参数
本发明把一种从馏分中间预切割的轻烃分离方法及系统，应用于前脱丙烷流程的C3 -/C4 +分离。它先将H2-C1-C5从C3馏分中间切割成C3 -和C3-C4 +两部分，再将C3-C4 +馏分从C3与C4之间切割成C3和C4 +两部分。这样，H2-C1-C5最终被分为C3 -、C3、C4 +三部分。被分离出来的那部分C3馏分，可作为高压脱丙烷塔的第二回流，而减少高压脱丙烷塔对主回流(需经加热、撤热，然后用更多、更低温度的冷量才能获得)的需求及相应能耗；亦可绕过C2加氢等系统直接去其应去的下游系统，而减少不必要的能耗。因而其分离能耗明显低于只从相邻碳数馏分(Cn与Cn+1)之间切割的现有技术。
以年产70万吨乙烯装置为基准，在其它条件相同的情况下，实施例1的能耗可比对比例（现有技术）低7760kwh/h左右，节能约9.9％；实施例2的能耗可比对比例（现有技术）低7880kwh/h左右，节能约10.1％。如表4所示。
表4实施例与对比例的能耗对比(能耗单位：hwh/h)
Claims (4)
1.一种从馏分中间预切割的轻烃分离方法，该方法包括：
在上游经过多级加压、冷却冷凝、气液分离并脱酸气、脱水后形成的进料气和进料液进入高压脱丙烷塔；
在回流液体和再沸气体的共同作用下，进入高压脱丙烷塔的进料气和进料液被分离为塔顶气和塔底液；
高压脱丙烷塔的塔顶气C3 -馏分，经进料压缩机最末一段升压后，再经C2加氢系统加氢，随后部分冷凝；未冷凝的气相物作为本系统产品前往下游处理系统；
所述部分冷凝形成的液相物，一部分作为回流液返回高压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分作为本系统产品前往下游处理系统；
高压脱丙烷塔的塔底液C3-C4 +馏分进入低压脱丙烷塔，在回流液和再沸气体共同作用下分离为塔底液C4 +馏分及塔顶馏出物C3馏分,C4 +馏分作为本系统产品被送往下游处理系统；
低压脱丙烷塔的塔顶馏出物C3馏分在冷凝器中冷凝，冷凝液被收集于回流罐并被泵抽出，一部分作为回流液送回低压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分则作为高压脱丙烷塔的第二回流液返回高压脱丙烷塔；或者是，一部分作为回流液送回低压脱丙烷塔最上层塔板，另一部分作为本系统的产品被送往下游处理系统。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述高压脱丙烷塔的压力为1.35-1.50MPa(a)，高压脱丙烷塔塔顶气升压并加氢后，依次用7℃、-15至-16℃、-21至-26℃的三股冷剂使之部分冷凝。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述低压脱丙烷塔的压力为0.85-1.05MPa(a)，用于低压脱丙烷塔塔顶气冷凝的冷剂为7℃的冷剂。
4.一种从馏分中间预切割的轻烃分离系统，包括高压脱丙烷塔、低压脱丙烷塔、高压脱丙烷塔回流罐、低压脱丙烷塔回流罐、高压脱丙烷塔进出料换热器、高压脱丙烷塔再沸器、加氢出料第一冷却冷凝器、加氢出料第二冷却冷凝器、加氢出料第三冷却冷凝器、低压脱丙烷塔进料冷却器、低压脱丙烷塔再沸器、低压脱丙烷塔冷凝器、低压脱丙烷塔回流泵、进料压缩机末段压缩段；其特征在于：
进料气总管通过高压脱丙烷塔进出料换热器与高压脱丙烷塔上侧进料口连通，进料液总管与高压脱丙烷塔下侧进料口连通；
高压脱丙烷塔顶端的出气口通过高压脱丙烷塔进出料换热器与进料压缩机末段压缩段的吸入口连通；
进料压缩机末段压缩段的排出口与C2加氢系统的进料口连通；
C2加氢系统的排出口通过第一加氢出料冷却冷凝器、第二加氢出料冷却冷凝器、第三加氢出料冷却冷凝器与高压脱丙烷塔回流罐进料口连通；
高压脱丙烷塔回流罐顶端出气口与下游处理系统连通；
高压脱丙烷塔回流罐底端出液口分别与高压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及下游处理系统连通；
高压脱丙烷塔底端的出液口通过低压脱丙烷塔进料冷却器与低压脱丙烷塔进料口连通；
低压脱丙烷塔顶端的出气口通过低压脱丙烷塔冷凝器与低压脱丙烷塔回流罐的进料口连通；
低压脱丙烷塔回流罐底端的出液口通过低压脱丙烷塔回流泵分别与低压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及高压脱丙烷塔第二回流液口连通；或者是，低压脱丙烷塔回流罐底端的出液口通过低压脱丙烷塔回流泵分别与低压脱丙烷塔最上层塔板回流液口以及下游处理系统连通。
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