CN109678633A - 一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法 - Google Patents

一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法 Download PDF

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Abstract

本发明属于炼厂饱和资源利用领域，涉及一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法。该方法包括：富丁烷/戊烷饱和烃先进入裂解炉裂解，再经废热锅炉、急冷水塔降温后进入压缩机升压，然后进入吸收塔脱除轻组分后进入解吸塔，解吸塔塔顶采出碳二碳三提浓气，经干燥后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔顶物料先经过碳二加氢反应器脱除炔烃后进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品；脱乙烷塔塔釜物料进入脱丙烷塔，脱丙烷塔顶物料先经过碳三加氢反应器脱除炔烃二烯烃后进入丙烯精馏塔，丙烯精馏塔侧线采出聚合级丙烯产品。本发明的方法投资省，能耗低，工艺简单，投资回收率高。

Description

一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法
技术领域
本发明属于炼厂饱和资源利用领域，更具体地，涉及一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法。
背景技术
乙烯和丙烯是重要的基本化工原料，在工业生产过程中，乙烯和丙烯主要通过蒸汽裂解(即热裂解)工艺生产。在蒸汽裂解生产装置中，轻烃、石脑油、加氢尾油、轻柴油等裂解原料与水蒸气混合后，在裂解炉中发生热裂解反应，生成氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四、碳五、裂解汽油、裂解燃料油以及焦炭等裂解产物。裂解产物在后续的分离系统中分离提纯，得到不同碳原子数的馏分，再从碳二、碳三馏分中分离出乙烯和丙烯产品。
目前工业上对裂解产物的分离提纯，主要采用顺序分离法、前脱丙烷流程、前脱乙烷流程等，所得产品有聚合级乙烯、聚合级丙烯等。然而无论采用何种分离流程，若采用精馏方法将甲烷等轻组分分离出去，均需要采用冷箱提供较低的冷量，投资大，能耗高。
炼油厂的催化裂化(FCC)装置、减粘裂化装置、焦化装置和热裂化装置都生产碳四烃，以催化裂化装置生产的碳四最多，占60％以上。炼厂碳四烃其馏分组成的特点是丁烷含量高，不含丁二烯(或者含量甚微)。
我国催化裂化装置生产能力大，每年产生的炼厂碳四总量巨大，然而经各种利用之后，炼厂均有不同程度的富余丁烷资源。正丁烷的化工利用比较广，下游石化产品包括乙烯、醋酸、脱氢产物、酸酐等，其中用作蒸汽裂解原料生产乙烯是正丁烷最大且最具潜力的应用途径。然而，对于周边没有乙烯生产装置的炼厂来说，将正丁烷作为蒸汽裂解原料生产乙烯非常困难，若炼厂自己采用传统裂解压缩深冷分离方法处理正丁烷等饱和烃裂解气，投资回收率低，能耗高。
因此，亟需开发一种新的丁烷/戊烷饱和资源的利用方法和装置。
发明内容
本发明的目的是为了解决拥有饱和资源的企业饱和资源利用率不高的问题，提出一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，该方法投资省，能耗低，工艺简单，投资回收率高。
本发明提供一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，该方法包括：富丁烷/戊烷饱和烃先进入裂解炉裂解，再经废热锅炉、急冷水塔降温后进入压缩机升压，然后进入吸收塔脱除轻组分后进入解吸塔，解吸塔塔顶采出碳二碳三提浓气，经干燥后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔顶物料先经过碳二加氢反应器脱除炔烃后进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔塔顶物料返回压缩机段间，塔釜物料返回裂解炉，侧线采出聚合级乙烯产品；脱乙烷塔塔釜物料进入脱丙烷塔，脱丙烷塔顶物料先经过碳三加氢反应器脱除炔烃、二烯烃后进入丙烯精馏塔，丙烯精馏塔塔顶物料返回压缩机段间，塔釜物料返回裂解炉，侧线采出聚合级丙烯产品。
本发明中，所述富丁烷/戊烷饱和烃包括但不限于：催化裂化装置、减粘裂化装置、焦化装置和热裂化装置产生的碳四烃。
本发明中，所述轻组分包括甲烷和氢气。
根据本发明一种优选实施方式，该方法包括以下步骤：
(1)裂解：富丁烷/戊烷饱和烃进入裂解炉，经裂解后，得到富含乙烯、丙烯组分的混合物；
(2)降温预处理：富含乙烯、丙烯组分的混合物进入废热锅炉回收热量，再经急冷水塔降温；
(3)压缩：从急冷水塔出来的裂解气，经升压和冷却后，进入吸收塔；
(4)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入塔内，吸收裂解气中C2及以上组份；吸收塔塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流进入再吸收塔；
(5)再吸收：再吸收剂从再吸收塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收的C2组分，再吸收塔顶采出燃料气；
(6)解吸：解吸塔塔顶得到碳二碳三提浓气，塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部；
(7)脱乙烷：解吸塔塔顶得到的碳二碳三提浓气经干燥后送往脱乙烷塔，脱乙烷塔顶得到粗乙烯气，送往碳二加氢反应器，脱乙烷塔釜物料送往脱丙烷塔；
(8)乙烯精制：粗乙烯气在碳二加氢反应器中脱除炔烃，冷却后送往乙烯精馏塔，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔顶气相返回压缩机段间，塔釜为乙烷，返回裂解炉；
(9)脱丙烷：脱乙烷塔釜物料送往脱丙烷塔，塔顶得到粗丙烯流股，送往碳三加氢反应器，塔釜为碳四以上组分，作为液化气产品采出；
(10)丙烯精制：粗丙烯流股进入碳三加氢反应器脱除炔烃、二烯烃，然后进入丙烯精馏塔，侧线采出聚合级丙烯产品，塔顶气相返回压缩机段间，塔釜为丙烷，返回裂解炉。
根据本发明，所述再吸收塔塔釜液相可直接作为产品采出，送往界区外，也可以设置汽油稳定塔，回收再吸收剂。优选地，再吸收塔塔釜液进入汽油稳定塔，汽油稳定塔塔顶物流可以返回吸收塔塔顶循环利用，也可以作为液化气产品采出，塔釜采出贫再吸收剂，经冷却降温后返回再吸收塔顶部。本发明对汽油稳定塔的具体设置没有特别的限定，可根据本领域常规方式设置，优选地，所述汽油稳定塔理论板数为20～40，操作压力为0.2～1.0MPa。
在降温预处理步骤中，本发明可以设置急冷油塔，也可以不设置急冷油塔，根据进裂解炉物料不同所产生裂解气组成来决定。本发明对急冷油塔没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
在压缩步骤中，本发明对压缩的段数没有特别的限定，优选采用五段压缩。优选地，所述升压和冷却的步骤包括：压缩使裂解气压力提高至3～5MPag，然后冷却至10～15℃；所需冷量可以由丙烯制冷压缩机提供，也可以由溴化锂制冷机组提供。
在吸收步骤中，本发明对所述吸收塔的吸收剂用量没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。所述吸收剂可以为含有丙烷的碳三馏分，含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分；优选为含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分。
优选地，所述吸收塔理论板数为25～60，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃。
在再吸收步骤中，所述再吸收剂可以为汽油、重石脑油或芳烃抽余油，优选为炼厂的稳定汽油组分。
优选地，所述再吸收塔理论板数为15～50，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃。
在解吸步骤中，解吸塔塔釜得到的解吸后的吸收剂可经逐级冷却后返回吸收塔循环利用。
根据本发明，优选地，所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～4.0MPa。
本发明中，部分吸收剂会随主吸收塔顶气相进入再吸收塔，因此，优选在解吸塔釜引入一股吸收剂作为补充，以保证系统中主吸收塔吸收剂用量，类似地，再吸收塔也优选引入一股再吸收剂作为补充。
根据本发明，在脱乙烷步骤中，本发明对所述干燥的具体方法没有特别限定，本领域技术人员可以选择现有技术中各种干燥方法。
根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为1.5～6.0MPa。
在乙烯精制步骤中，本发明对所述加氢反应器形式、催化剂没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
根据本发明，优选地，所述乙烯精馏塔的理论板数为50～120，操作压力为1.0～4.0MPa。
在脱丙烷步骤中，优选地，所述脱丙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为0.1～4.0MPa。
在丙烯精制步骤中，本发明对所述加氢反应器形式、催化剂没有特别的限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常识确定。
根据本发明，优选地，所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa。
本发明中，如未特殊说明，所有压力均为表压。
本发明的方法还可以包括脱除酸性气体步骤，在进入吸收塔之前或者从解吸塔顶采出气相之后进行脱除酸性气体处理，可以采用胺洗，也可以采用碱洗脱除酸性气体，优选在解吸之后脱除酸性气体，优选碱洗法脱酸性气体。在解吸之后脱除酸性气体，大大降低了进碱洗/胺洗塔的量，节省能耗。
本发明的方法可在如图1所示的饱和烃裂解气分离系统中进行。该饱和烃裂解气分离系统包括：裂解炉、废热锅炉、急冷水塔、压缩机、吸收塔、解吸塔、再吸收塔、汽油稳定塔、干燥塔、脱乙烷塔、碳二加氢反应器、乙烯精馏塔、脱丙烷塔、碳三加氢反应器、丙烯精馏塔；其中，
裂解炉依次连接废热锅炉、急冷水塔、压缩机后连接吸收塔中部，吸收塔塔顶与再吸收塔连接，塔釜与解吸塔连接；所述再吸收塔塔釜与汽油稳定塔连接，汽油稳定塔塔顶连接有液化气产品采出线，塔釜与再吸收塔顶部连接；解吸塔塔顶连接干燥塔后与脱乙烷塔中部连接，塔釜与吸收塔顶部连接；脱乙烷塔塔顶与碳二加氢反应器、乙烯精馏塔中部依次连接；乙烯精馏塔塔顶与压缩机连接，塔釜与裂解炉连接，侧部连接有聚合级乙烯产品采出线；脱乙烷塔塔釜与脱丙烷塔中部连接，脱丙烷塔塔顶与碳三加氢反应器、丙烯精馏塔中部依次连接，塔釜连接有液化气产品采出线；丙烯精馏塔塔顶与压缩机连接，塔釜与裂解炉连接，侧部连接有聚合级丙烯产品采出线；所述吸收塔设置有补充吸收剂管线，所述再吸收塔设置有补充再吸收剂管线。
根据本发明，所述饱和烃裂解气分离系统还可以包括汽提塔，当压缩段间有烃类被冷却下来时，可以通过汽提塔将碳一碳二等轻组分汽提出来，返回压缩机入口，其他组分作为产品采出。本发明对汽提塔没有特别限定，本领域技术人员可以根据现有技术的常规方式设置。
根据本发明，吸收塔塔釜和/或解吸塔塔釜优选设置有再沸器，以保证吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。其中吸收塔塔釜再沸器和解吸塔塔釜再沸器加热介质可以采用低压蒸汽，也可以采用热油，优选热油加热，既能充分利用炼厂富裕热量，也能降低工艺能耗。
本发明的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法具有以下特点：
(1)由于采用吸收-解吸的方法脱除了甲烷、氢气等轻组分，无需冷箱、乙烯制冷压缩机整套设备，不仅节省了能耗，投资明显降低。
(2)产品为聚合级乙烯和聚合级丙烯，产品品质高，经济效益明显。
(3)吸收剂选择性较好，并且各个吸收剂吸收效果均较理想，可以根据不同厂家情况，选择最适宜的吸收剂。
(4)本发明对拥有一定饱和资源，但没有配套乙烯生产装置的企业，提供了一种投资省、能耗低、效益显著的饱和资源利用方法。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述。
图1为本发明一种实施方式所用的饱和烃裂解气分离系统的示意图。
附图标记说明：
1裂解炉；2废热锅炉；3急冷水塔；4压缩机；5吸收塔；6解吸塔；7再吸收塔；8汽油稳定塔；9干燥塔；10脱乙烷塔；11乙烯精馏塔；12碳二加氢反应器；13脱丙烷塔；14丙烯精馏塔；15碳三加氢反应器；16饱和资源；17燃料气；18补充再吸收剂；19补充吸收剂；20聚合级乙烯产品；21聚合级丙烯产品；22液化气产品。
具体实施方式
下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。
实施例1：
采用如图1所示的一种饱和烃裂解气分离系统，包括：裂解炉1、废热锅炉2、急冷水塔3、压缩机4、吸收塔5、解吸塔6、再吸收塔7、汽油稳定塔8、干燥塔9、脱乙烷塔10、乙烯精馏塔11、碳二加氢反应器12、脱丙烷塔13、丙烯精馏塔14、碳三加氢反应器15。
裂解炉1依次连接废热锅炉2、急冷水塔3、压缩机4后连接吸收塔5中部，吸收塔5塔顶与再吸收塔7连接，塔釜与解吸塔6连接；所述再吸收塔7塔釜与汽油稳定塔8连接，汽油稳定塔8塔顶连接有液化气产品采出线，塔釜与再吸收塔7顶部连接；解吸塔6塔顶连接干燥塔9后与脱乙烷塔10中部连接，塔釜与吸收塔5顶部连接；脱乙烷塔10塔顶与碳二加氢反应器12、乙烯精馏塔11中部依次连接；乙烯精馏塔11塔顶与压缩机4连接，塔釜与裂解炉1连接，侧部连接有聚合级乙烯产品采出线；脱乙烷塔10塔釜与脱丙烷塔13中部连接，脱丙烷塔13塔顶与碳三加氢反应器15、丙烯精馏塔14中部依次连接，塔釜连接有液化气产品采出线；丙烯精馏塔14塔顶与压缩机4连接，塔釜与裂解炉1连接，侧部连接有聚合级丙烯产品采出线；所述吸收塔5设置有补充吸收剂管线，所述再吸收塔7设置有补充再吸收剂管线。
饱和资源为正丁烷，进入裂解炉的正丁烷量为37500kg/h。选择正丁烷为吸收剂，汽油为再吸收剂。
饱和资源利用方法包括以下步骤：
(1)裂解：正丁烷先进裂解炉1，经裂解后，得到正丁烷裂解气。
(2)降温预处理：正丁烷裂解气进废热锅炉2回收热量，再经急冷水塔3降温。
(3)压缩：从急冷水塔3出来的正丁烷裂解气，经过五段压缩将裂解气压力提高至4MPag，然后冷却至10～15℃，进入吸收塔5。
(4)吸收：吸收塔5的理论板数为40，操作压力为3.8MPag，塔顶温度20℃。所用吸收溶剂为饱和碳四，溶剂从吸收塔5塔顶进入塔内，干气从第15块塔板进入。干气中的C2及其重组分被溶剂吸收下来，从塔釜采出，塔顶为甲烷、氢气等轻组分，并夹带有少量吸收剂。
(5)解吸：解吸塔6的理论板数为40，操作压力为2.5MPag。吸收了干气中C2等组分的富溶剂从第26块塔板进入解吸塔6，解吸后的C2浓缩气从塔顶采出，贫溶剂经逐级换热后冷却至15℃返回吸收塔5循环使用。
(6)再吸收：吸收塔顶未被吸收的气体进入再吸收塔7，再吸收塔7的理论板数为20，操作压力为3.5Mpag，塔顶温度为15℃。再吸收剂采用稳定汽油，从塔顶进入再吸收塔7，吸收碳二组分及碳四吸收剂。再吸收塔7塔釜为富汽油，送往汽油稳定塔8解吸后，贫再吸收剂返回再吸收塔7循环使用。再吸收塔顶采出甲烷氢气等组分，直接排入燃料气管网，汽油稳定塔8塔顶物流作为液化气产品采出。汽油稳定塔8的理论板数为28，操作压力为0.5MPag。
(7)脱乙烷：解吸塔6塔顶得到的碳二碳三浓缩气先经干燥，然后送往脱乙烷塔10，脱乙烷塔10的理论板数为50，操作压力为1.9MPag。塔顶采出粗乙烯气，送往碳二加氢反应器12，塔釜为碳三以上组分，送往脱丙烷塔13。
(8)乙烯精制：粗乙烯气在碳二加氢反应器12中将乙炔等炔烃反应脱除掉，然后冷却后送往乙烯精馏塔11，乙烯精馏塔11的理论板数为90，操作压力为1.7MPag。乙烯精馏塔11侧线采出聚合级乙烯产品20，塔顶气相返回压缩机4二段入口，塔釜为乙烷，返回裂解炉1。
(9)脱丙烷：脱乙烷塔釜物料送往脱丙烷塔13，脱丙烷塔13的理论板数为40，操作压力为0.7MPag。脱丙烷塔13塔顶得到粗丙烯物流，送往碳三加氢反应器15，塔釜为碳四以上组分，作为液化气产品22采出。
(10)丙烯精制：粗丙烯物流先进入碳三加氢反应器15，通过反应将其中的炔烃、二烯烃脱除掉，然后进丙烯精馏塔14，丙烯精馏塔14理论板数为170，操作压力为1.7MPag。丙烯精馏塔14侧线采出聚合级丙烯产品21，塔顶气相返回压缩机4二段吸入罐，塔釜为丙烷，返回裂解炉1。
经过急冷水塔后的裂解气组成见表1。
表1 裂解气组成
组成 mol％
氢气 15.98
甲烷 27.20
乙炔 0.63
乙烯 31.55
乙烷 2.62
丙二烯 0.27
丙炔 0.37
丙烯 8.29
丙烷 0.06
丁二烯 1.75
丁烯 0.60
丁烷 1.15
C5+ 2.99
水 6.53
所得到的聚合级乙烯产品组成见表2。
表2 聚合级乙烯产品组成
组成 mol％
甲烷 0.02
乙烯 99.98
所得到的聚合级丙烯产品组成见表3。
表3 聚合级丙烯产品组成
组成 mol％
丙烯 99.7
丙烷 0.3
在本实施例中，乙烯回收率为99.5％，丙烯回收率为98％。
实施例2：
采用的方法、步骤和条件与实施例1相同，不同的是，饱和资源为正戊烷，进入裂解炉的正戊烷量为37500kg/h。
经过急冷水塔后的裂解气组成见表4。
表4 裂解气组成
所得到的聚合级乙烯产品组成见表5。
表5 聚合级乙烯产品组成
组成 mol％
甲烷 0.02
乙烯 99.98
所得到的聚合级丙烯产品组成见表6。
表6 聚合级丙烯产品组成
组成 mol％
丙烯 99.7
丙烷 0.3
在本实施例中，乙烯回收率为99.7％，丙烯回收率为98％。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (10)

1.一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其特征在于，该方法包括：富丁烷/戊烷饱和烃先进入裂解炉裂解，再经废热锅炉、急冷水塔降温后进入压缩机升压，然后进入吸收塔脱除轻组分后进入解吸塔，解吸塔塔顶采出碳二碳三提浓气，经干燥后进入脱乙烷塔，脱乙烷塔顶物料先经过碳二加氢反应器脱除炔烃后进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔塔顶物料返回压缩机段间，塔釜物料返回裂解炉，侧线采出聚合级乙烯产品；脱乙烷塔塔釜物料进入脱丙烷塔，脱丙烷塔顶物料先经过碳三加氢反应器脱除炔烃、二烯烃后进入丙烯精馏塔，丙烯精馏塔塔顶物料返回压缩机段间，塔釜物料返回裂解炉，侧线采出聚合级丙烯产品。
2.根据权利要求1所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，该方法包括以下步骤：
(1)裂解：富丁烷/戊烷饱和烃进入裂解炉，经裂解后，得到富含乙烯、丙烯组分的混合物；
(2)降温预处理：富含乙烯、丙烯组分的混合物进入废热锅炉回收热量，再经急冷水塔降温；
(3)压缩：从急冷水塔出来的裂解气，经升压和冷却后，进入吸收塔；
(4)吸收：吸收剂从吸收塔顶部进入塔内，吸收裂解气中C2及以上组份；吸收塔塔釜物流送至解吸塔，塔顶未被吸收的气体物流进入再吸收塔；
(5)再吸收：再吸收剂从再吸收塔顶进入，吸收被带出的吸收剂和未被吸收的C2组分，再吸收塔顶采出燃料气；
(6)解吸：解吸塔塔顶得到碳二碳三提浓气，塔釜得到贫溶剂，所述贫溶剂经过冷却降温后，返回吸收塔顶部；
(7)脱乙烷：解吸塔塔顶得到的碳二碳三提浓气经干燥后送往脱乙烷塔，脱乙烷塔顶得到粗乙烯气，送往碳二加氢反应器，脱乙烷塔釜物料送往脱丙烷塔；
(8)乙烯精制：粗乙烯气在碳二加氢反应器中脱除炔烃，冷却后送往乙烯精馏塔，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔顶气相返回压缩机段间，塔釜为乙烷，返回裂解炉；
(9)脱丙烷：脱乙烷塔釜物料送往脱丙烷塔，塔顶得到粗丙烯流股，送往碳三加氢反应器，塔釜为碳四以上组分，作为液化气产品采出；
(10)丙烯精制：粗丙烯流股进入碳三加氢反应器脱除炔烃、二烯烃，然后进入丙烯精馏塔，侧线采出聚合级丙烯产品，塔顶气相返回压缩机段间，塔釜为丙烷，返回裂解炉。
3.根据权利要求1所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，再吸收塔塔釜液进入汽油稳定塔，汽油稳定塔塔顶物流返回吸收塔塔顶循环利用和/或作为液化气产品采出，塔釜采出贫再吸收剂，经冷却降温后返回再吸收塔顶部。
4.根据权利要求3所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，所述汽油稳定塔理论板数为20～40，操作压力为0.2～1.0MPa。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，吸收塔理论板数为25～60，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；所述吸收剂为含有丙烷的碳三馏分，含有正丁烷、异丁烷的碳四馏分，或者含有正戊烷、异戊烷的碳五馏分。
6.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，再吸收塔理论板数为15～50，操作压力为2.0～6.0MPa，塔顶温度为10℃～40℃；所述再吸收剂为汽油、重石脑油或芳烃抽余油。
7.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，该方法还包括脱除酸性气体步骤，在进入吸收塔之前或者从解吸塔顶采出气相之后进行脱除酸性气体处理。
8.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，所述升压和冷却的步骤包括：压缩使裂解气压力提高至3～5MPag，然后冷却至10～15℃。
9.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，
所述解吸塔的理论板数为20～60，操作压力为1.0～4.0MPa；
所述脱乙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为1.5～6.0MPa；
所述乙烯精馏塔的理论板数为50～120，操作压力为1.0～4.0MPa。
10.根据权利要求1-4中任意一项所述的富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法，其中，
所述脱丙烷塔的理论板数为25～80，操作压力为0.1～4.0MPa；
所述丙烯精馏塔的理论板数为80～280，操作压力为0.1～4.0MPa。
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