CN110540867B - 一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统及其方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种提高裂解制备乙烯产品收率的方法，将宽馏分原油进行简单蒸汽汽提蒸馏，得到气相馏分、轻液相馏分、重液相馏分，其中气相馏分、轻液相馏分分别送入气体裂解炉和液体裂解炉进行蒸汽热裂解制备乙烯的反应。还涉及一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统，包括原油预处理工段、原油预热处理工段、油品汽提工段、液体裂解工段、气体裂解工段、急冷油工段、急冷水工段、压缩工段和精馏分离工段，通过管道连接上述工段。本发明优点在于，既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以轻重裂解原料分炉裂解，实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间操作运行，从而提高了乙烯收率和“三烯、三苯”产量，乙烯收率从现有技术15.50～16.50wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。

Description

一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统及其方法
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，尤其涉及一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统及其方法。
背景技术
蒸汽热裂解工艺是广泛应用于生产乙烯、丙烯、丁二烯等烯烃产品和苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品“三烯、三苯”典型的石油化工工艺，是生产各种重要有机化工产品的基础，并以此进一步生产合成树脂、合成橡胶、合成纤维三大产品。由于乙烯装置是生产基本有机化工原料的基础，因此乙烯装置也是石油化学工业的龙头，又是一个国家石油化学工业发展水平的标志。采用石油烃生产乙烯的裂解原料可以是乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分，也可以是石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分。为了得到这些裂解原料，现有技术采用工艺流程复杂的炼油装置，如：常减压装置“三塔二炉”工艺流程，又如：加氢裂化装置“二炉二反一压一塔”工艺流程，再如：渣油加氢装置“一压一炉一反二塔”工艺流程。
蒸汽热裂解过程中，乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分作为裂解原料，采用相对较高的裂解反应温度为，乙烯收率较高，裂解原料消耗较低；石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分作为裂解原料，采用相对较短的裂解停留时间为，“三苯”收率较高，“三烯、三苯”产品结构更加合理。现有技术中的专利申请号00807697.9原油的处理方法，公开了将原油蒸馏分离成馏出油和重质油分的原油蒸馏分离工序和将由该原油蒸馏分离工序分离实质上从底部得到的重质油分进行热裂解而轻质化的热裂解工序和蒸馏分离由该热裂解工序轻质化得到的热裂解生成物的热裂解生成物蒸馏分离工序的原油的处理方法，由此可以谋求工艺流程的简化和节省空间，还可以谋求处理成本的降低。现有技术中的专利申请号200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法，公开了首先将烃类裂解进料在常压热蒸馏步骤中进行处理来形成轻汽油和常压渣油的混合物，轻汽油/常压渣油组合物在气化步骤中至少部分被气化，再将气化步骤的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯。现有技术中的专利申请号201810638014.4一种催化裂解原油的装置，包括反应器和再生器，所述反应器和再生器采用同轴布置的形式，所述反应器的入口处设置有文丘里引射式混气器，所述再生器的顶部布置有封闭罩，所述再生器通过脱气罐连接所述反应器，由此，催化裂解原油装置能够有效避免二次反应，有效提高低碳烯烃的产率，并且节约能源。
现有技术中的专利申请号00807697.9原油的处理方法，虽然降低了生产成本，但是该方法仅仅适用于小规模的石油炼制装置，热裂解处理油品主要的目的是重质油品轻质化，最终产品是馏分油，并不能生产乙烯、丙烯产品。现有技术中的专利申请号200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法，仅仅将轻汽油/常压渣油组合物在气化步骤中至少部分被气化，再将气化步骤的占总重量20wt％的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯，原油利用率较低，而且由于轻重裂解原料共裂解，无法分炉裂解，难以设定最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间，因此乙烯收率低，三烯三苯产量也低。现有技术中的专利申请号201810638014.4一种催化裂解原油的装置，该装置是采用催化剂作为触媒的流化床反应器，催化剂需要“反应-再生”的反复循环，工艺过程复杂，催化剂也容易磨损。综上所述，现有技术存在工艺流程长、乙烯收率低、目标产品“三烯、三苯”产量少的问题。
因此，亟需一种简化工艺流程，对宽馏分原油进行简单处理即可进行热裂解制乙烯的系统。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术中的不足，提供一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统及其方法。
本发明的第一个目的是，提供一种提高裂解制备乙烯产品收率的方法。
一种提高裂解制备乙烯产品收率的方法，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油预处理工段处理后，得到预处理原油；
步骤S2、所述步骤S1得到的所述预处理原油经原油预热处理工段处理后，得到预热原油；
步骤S3、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述预热原油经油品汽提工段处理后，分别得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述轻液相馏分经液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S5、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述气相馏分经气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S6、所述步骤S4得到的所述第一裂解气经急冷油工段处理后，得到第三裂解气和裂解燃料油；
步骤S7、所述步骤S5得到的所述第二裂解气和所述步骤S6得到的所述第三裂解气经急冷水工段处理后，得到第四裂解气和第一裂解汽油；
步骤S8、所述步骤S7得到的所述第四裂解气经压缩工段处理后，得到高压裂解气；
步骤S9、所述步骤S8得到的所述高压裂解气经精馏分离工段处理后，得到甲烷氢副产品、乙烯产品、丙烯产品、混合C4副产品和第二裂解汽油。
优选地，所述步骤S3得到的所述重液相馏分和所述步骤S6得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品。
优选地，所述步骤S7得到的所述第一裂解汽油和所述步骤S9得到的所述第二裂解汽油合并得到裂解汽油副产品。
优选地，在所述步骤S1中，在所述原油预处理工段内，对所述宽馏分原油依次进行脱盐预处理和脱水预处理。
优选地，在所述步骤S8中，在所述压缩工段内，对所述第四裂解气依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
优选地，在所述步骤S9中，在所述精馏分离工段内，对所述高压裂解气按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
优选地，在所述步骤S9中，所述精馏分离工段采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
优选地，在步骤S1中，所述原油预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％。
优选地，在所述步骤S2中，所述原油预热处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
优选地，在所述步骤S3中，所述油品汽提工段的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃。
优选地，在所述步骤S3中，所述预热原油与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.03～0.27。
优选地，在所述步骤S4中，所述液体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s。
优选地，在所述步骤S4中，所述轻液相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
优选地，在所述步骤S5中，所述气体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s。
优选地，在所述步骤S5中，所述气相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
优选地，在所述步骤S6中，所述急冷油工段的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃。
优选地，在所述步骤S7中，所述急冷水工段的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
优选地，在所述步骤S8中，所述压缩工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
优选地，在所述步骤S8中，所述压缩工段为多段压缩工段。
优选地，在所述步骤S8中，所述压缩工段为五段压缩工段。
本发明的另一个目的是，提供一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统。
一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统，包括：
原油预处理工段；
原油预热处理工段，所述原油预热处理工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段与所述原油预热处理工段通过管道连接；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
急冷油工段，所述急冷油工段与所述液体裂解工段通过管道连接；
急冷水工段，所述急冷水工段分别与所述气体裂解工段和所述急冷油工段通过管道连接；
压缩工段，所述压缩工段与所述急冷水工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段与所述压缩工段通过管道连接。
优选地，所述原油预处理工段包括：脱盐处理设备和脱水处理设备；
其中，所述脱盐处理设备和所述脱水处理设备顺次通过管道连接。
优选地，所述压缩工段包括：增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备、干燥处理设备；
其中，所述增压处理设备、所述碱洗处理设备、所述水洗处理设备和所述干燥处理设备顺次通过管道连接。
优选地，所述精馏分离工段包括：深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备；
其中，所述深冷设备、所述脱甲烷设备、所述脱乙烷设备、所述乙烯精馏设备、所述脱丙烷设备、所述丙烯精馏设备和所述脱丁烷设备进行组合连接。
本发明采用以上技术方案，与现有技术相比，具有如下技术效果：
本发明的一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统和方法，利用油品汽提工段，对预处理原油进行汽提处理，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，气相馏分和轻液相馏分分别送至气体裂解工段和液体裂解工段进行裂解反应，由此既缩短制备裂解原料的工艺流程，又可以轻重裂解原料分炉裂解，实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间操作运行，从而提高了乙烯收率和“三烯、三苯”产量，乙烯收率从现有技术16wt％左右提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1是本发明一个示意性提高裂解制备乙烯产品收率系统的流程图。
图2是本发明一个示意性提高裂解制备乙烯产品收率步骤的流程图。
其中的附图标记为：原油预处理工段1、原油预热处理工段2、油品汽提工段3、气体裂解工段4、液体裂解工段5、急冷油工段6、急冷水工段7、压缩工段8、精馏分离工段9、宽馏分原油11、过热水蒸汽12、预处理原油13、预热原油14、气相馏分15、轻液相馏分16、重液相馏分17、第一裂解气19、第二裂解气18、第三裂解气21、裂解燃料油22、第四裂解气23、第一裂解汽油24、高压裂解气25、第二裂解汽油26、甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34、裂解汽油副产品35、裂解燃料油副产品36。
具体实施方式
下面将结合本发明中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。
下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明，但不作为本发明的限定。
实验组1
本实施例为本发明的一个示意性实施例。
如图1所示，一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统，包括原油预处理工段1、原油预热处理工段2、油品汽提工段3、气体裂解工段4、液体裂解工段5、急冷油工段6、急冷水工段7、压缩工段8和精馏分离工段9，原油预处理工段1、原油预热处理工段2与油品汽提工段3通过管道连接，气体裂解工段4分别与油品汽提工段3和急冷水工段7通过管道连接，液体裂解工段5分别与油品汽提工段3和急冷油工段6通过管道连接，急冷油工段6和急冷水工段7通过管道连接，急冷水工段7、压缩工段8和精馏分离工段9依次通过管道连接。
进一步地，原油预处理工段1包括脱盐处理设备和脱水处理设备，分别用于对宽馏分原油11进行脱盐预处理和脱水预处理。
进一步地，脱盐处理设备和脱水处理设备顺次通过管道连接。
进一步地，油品汽提工段3使用的设备为油品汽提塔。
进一步地，气体裂解工段4使用的设备为气体裂解炉。
进一步地，液体裂解工段5使用的设备为液体裂解炉。
进一步地，急冷油工段6使用的设备为急冷油塔。
进一步地，急冷水工段7使用的设备为急冷水塔。
进一步地，压缩工段8包括增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备和干燥处理设备，分别用于对裂解气进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
进一步地，增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备和干燥处理设备顺次通过管道连接。
进一步地，精馏分离工段9包括深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备，分别用于对裂解气进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
进一步地，深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备顺次通过管道连接。
进一步地，除上述描述的顺序分离工艺外，在精馏分离工段9内还可以采用前脱乙烷分离工艺或前脱丙烷分离工艺，区别仅仅在于上述设备的顺序略有不同。
如图2所示，应用于上述提高裂解制备乙烯产品收率的系统，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油11经原油预处理工段1处理后，得到预处理原油13；
步骤S2、步骤S1得到的预处理原油13经原油预热处理工段2处理后，得到预热原油14；
步骤S3、于过热水蒸汽12的作用下，步骤S2得到的预热原油14经油品汽提工段3处理后，分别得到气相馏分15、轻液相馏分16和重液相馏分17；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，步骤S3得到的轻液相馏分16经液体裂解工段5处理后，得到第一裂解气19；
步骤S5、于过热水蒸汽的作用下，步骤S3得到的气相馏分15经气体裂解工段4处理后，得到第二裂解气18；
步骤S6、步骤S4得到的第一裂解气19经急冷油工段6处理后，分别得到第三裂解气21和裂解燃料油22；
步骤S7、步骤S5得到的第二裂解气18和步骤S6得到的第三裂解气21经急冷水工段7处理后，分别得到第四裂解气23和第一裂解汽油24
步骤S8、步骤S7得到的第四裂解气23经压缩工段8处理后，得到高压裂解气25；
步骤S9、步骤S8得到的高压裂解气25经精馏分离工段9处理后，得到甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34和第二裂解汽油26。
其中，在上述步骤中，步骤S4和步骤S5为并列的步骤。
进一步地，在步骤S8中，在压缩工段8内，对第四裂解气23依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
进一步地，在步骤S9中，在精馏分离工段9内，对高压裂解气25按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
进一步地，步骤S3得到的重液相馏分17和步骤S6得到的裂解燃料油22合并得到裂解燃料油副产品36。
进一步地，步骤S7得到的第一裂解汽油24和步骤S9得到的第二裂解汽油26合并得到裂解汽油副产品35。
进一步地，在步骤S1中，在原油预处理工段1内，对宽馏分原油11依次进行脱盐预处理、脱水预处理，从而得到预处理原油13。
进一步地，在步骤S1中，原油预处理工段1的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％。
进一步地，在步骤S2中，原油预热处理工段2的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
进一步地，在步骤S3中，油品汽提工段3的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃。
进一步地，在油品汽提工段3内，预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.03～0.27。
进一步地，在步骤S4中，液体裂解工段辐射段5的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s。
进一步地，在液体裂解工段5内，轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
进一步地，在步骤S5中，气体裂解工段辐射段4的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s。
进一步地，在气体裂解工段4内，气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
进一步地，在步骤S6中，急冷油工段6的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃。
进一步地，在步骤S7中，急冷水工段7的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
进一步地，在步骤S8中，压缩工段8的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
进一步地，压缩工段8为五段压缩工段。
进一步地，在步骤S9中，精馏分离工段9采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
本发明的一个具体实施过程如下：将宽馏分原油11输入至原油预处理工段1进行脱盐、脱水等预处理，预处理得到的预处理原油13输入至原油预热处理工段2进行预热预处理，预热得到的预热原油14输入至油品汽提工段3；分别向油品汽提工段3、液体裂解工段5和气体裂解工段4输入过热水蒸汽，其中，过热水蒸汽被分别输入至液体裂解工段5内液体裂解炉的对流段和气体裂解工段4内气体裂解炉的对流段；在油品汽提工段3内，过热水蒸汽12与预热原油14进行气液接触，发生传热传质过程，预热原油14被分为气相馏分15、轻液相馏分16和重液相馏分17，其中，气相馏分15从油品汽提工段3的顶部(即油品汽提塔的塔顶)流出并输入至气体裂解工段4(输入至气体裂解炉的对流段)，轻液相馏分16从油品汽提工段3的中部(即油品汽提塔的塔中部)侧线流出并输入至液体裂解工段5(输入至液体裂解炉的对流段)，重液相馏分17从油品汽提工段3的底部(即油品汽提塔的塔底)流出；在液体裂解工段5内，轻液相馏分16在液体裂解炉的对流段与过热水蒸汽被进一步预热至横跨温度后，进入液体裂解炉的辐射段，发生蒸汽热裂解反应，生成第一裂解气19，其中，第一裂解气19包括三烯、三苯等产品，第一裂解气19从液体裂解炉的辐射段流出，并输入至急冷油工段6；在气体裂解工段4内，气相馏分15在气体裂解炉的对流段与过热水蒸汽被进一步预热至横跨温度后，进入气体裂解炉的辐射段，发生蒸汽热裂解反应，生成第二裂解气18，其中，第二裂解气18包括乙烯、丙烯等产品，第二裂解气18从气体裂解炉的辐射段流出，并输入至急冷水工段7；在急冷油工段6内，第一裂解气19经过急冷油塔精馏分离处理后，变成第三裂解气21和裂解燃料油22，第三裂解气21从急冷油工段6的顶部流出，并输入至急冷水工段7，裂解燃料油22从急冷油工段6的底部流出，裂解燃料油22和重液相馏分17合并形成裂解燃料油副产品36；在急冷水工段7内，第二裂解气18和第三裂解气21经过急冷水塔精馏分离处理后，变成第四裂解气23和第一裂解汽油24，第四裂解气23从急冷水工段7的顶部流出，并输入至压缩工段8，第一裂解汽油24从急冷水工段5的底部流出；在压缩工段8内，第四裂解气23依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理后，变成高压裂解气25，高压裂解气25从压缩工段8流出，并输入至精馏分离工段9；在精馏分离工段9内，高压裂解气25按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理后，分别得到甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34和第二裂解汽油26，第二裂解汽油26和第一裂解汽油24合并形成裂解汽油副产品35。
本发明的优点在于，利用油品汽提工段对预处理原油进行水蒸汽汽提蒸馏，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，其中的气相馏分和轻液相馏分分别送至气体裂解工段和液体裂解工段进行裂解反应，由此既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以轻重裂解原料分炉裂解，实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间操作运行，从而提高了乙烯收率和“三烯、三苯”产量；乙烯收率从现有技术15.50～16.50wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
实施例2
为验证上述提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组1
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为80万吨/年，宽馏分原油为科威特原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 含硫中间基 初馏点/℃ 97
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 864.7 馏出率(V)/％
API 31.43 100℃ 2.64
凝点/℃ -19 150℃ 9.89
蜡含量/％ 3.85 200℃ 17.34
残碳/％ 4.73 250℃ 25.57
元素分析 300℃ 34.92
硫/％ 1.65 350℃ 41.83
氮/％ 0.14 400℃ 50.03
镍/μg·g<sup>-1</sup> 7.69 450℃ 58.67
钒/μg·g<sup>-1</sup> 18.63 500℃ 65.00
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为31℃；
出口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为31℃；
脱盐率为99.0％，脱水率为98.2％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为31℃；
出口：操作压力为0.28MPaA，操作温度为399℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.27MPaA，顶部操作温度为98℃，底部操作温度为399℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.07；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.22MPaA，反应温度为855℃，停留时间为0.57s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.30；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.22MPaA，反应温度为825℃，停留时间为0.23s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.80；
急冷油工段6：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为107℃，底部操作温度为182℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.19MPaA，顶部操作温度为42℃，底部操作温度为81℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.18MPaA，一段入口操作温度为42℃；五段出口操作压力为3.98MPaA，五段出口操作温度为86℃；
精馏分离工段9采用顺序分离工艺流程。
该实验组1的裂解产品收率如下：乙烯收率为25.85wt％，三烯收率为43.28wt％，三苯收率为11.74wt％。
对照组1
石油烃蒸汽热裂解生产乙烯的裂解原料可以采用乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分，也可以采用石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分。目前采用工艺流程复杂的油品炼制装置和油品精制装置才能得到这些裂解原料，如：常减压装置“三塔二炉”工艺流程，原料需要经过初分馏塔、常压加热炉、常压精馏塔、减压加热炉、减压精馏塔才能得到作为裂解原料的产品；又如：加氢裂化装置“二炉二反一压一塔”工艺流程，原料需要经过第一加热炉、第一加氢反应器、第二加热炉、第二加氢反应器、循环氢压缩机、精馏分离塔才能得到作为裂解原料的产品；再如：渣油加氢装置“一压一炉一反二塔”工艺流程，原料需要经过氢气压缩机、加热炉、加氢反应器、胺洗塔、产品汽提塔才能得到作为裂解原料的产品。
蒸汽热裂解生产乙烯工艺首先是乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分裂解原料和石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分裂解原料分别进入气体裂解炉和液体裂解炉，裂解原料经过对流段的预热，达到横跨温度后再进入辐射段，在辐射段内，裂解原料发生蒸汽热裂解反应生成三烯、三苯等主要产品；然后辐射段流出经过急冷锅炉降温的裂解气进入急冷工段中的急冷油塔、急冷水塔进行精馏分离，之后急冷水塔塔顶流出的裂解气进入压缩工段进行增压、碱洗、水洗、干燥处理，最后进入精馏分离工段，经过冷箱深冷、脱甲烷塔、脱乙烷塔、乙烯精馏塔、脱丙烷塔、丙烯精馏塔、脱丁烷塔，得到乙烯产品、丙烯产品和甲烷氢副产品、混合C4副产品、裂解汽油副产品、裂解燃料油副产品。
现有技术中的专利申请号200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法，仅仅将轻汽油/常压渣油组合物在气化步骤中至少部分被气化，再将气化步骤的占总重量20wt％的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯，原油利用率较低，而且由于轻重裂解原料共裂解，无法分炉裂解，难以设定最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间。在通常操作条件下，原油裂解炉辐射段的裂解反应压力为0.15～0.35MPaA，裂解反应温度为785～835℃，停留时间为0.30～0.70s，过热水蒸汽与原油的质量比为0.70～1.30：1。
该对照组1的裂解产品收率如下：乙烯收率为15.50～16.50wt％，三烯收率为29.50～30.50wt％，三苯收率为9.50～10.50wt％。
由实验组1的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至25.85wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至43.28wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.74wt％。
实施例3
实验组2
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为中原原油，该原油的主要性质如下：
Figure BDA0002219082750000131
Figure BDA0002219082750000141
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
脱盐率99.0％，脱水率98.2％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为410℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.28MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为410℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.08；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为867℃，停留时间为0.59s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.33；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为840℃，停留时间为0.24s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.90；
急冷油工段6：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为191℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为43℃，底部操作温度为84℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.19MPaA，一段入口操作温度为43℃；五段出口操作压力为4.31MPaA，五段出口操作温度为88℃；
精馏分离工段9采用顺序分离工艺流程。
该实验组2的裂解产品收率如下：乙烯收率为28.59wt％，三烯收率为46.03wt％，三苯收率为11.36wt％。
由实验组2的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至28.59wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至46.03wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.36wt％。
实施例4
实验组3
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为11.5万吨/年，宽馏分原油为胜利原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 含硫中间基 初馏点/℃ 108
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 923.6 馏出率(V)/％
API 21.1 100℃ 0.91
凝点/℃ 14 120℃ 1.05
H<sub>2</sub>O含量/％ 2.50 140℃ 2.21
蜡含量/％ 9.1 160℃ 3.19
沥青质/％ 1.42 180℃ 4.60
胶质/％ 19.90 200℃ 5.82
残碳/％ 7.22 220℃ 7.06
灰分/％ 0.040 240℃ 8.16
元素分析 260℃ 9.29
硫/％ 1.03 280℃ 11.55
氮/％ 0.37 300℃ 13.82
镍/μg·g<sup>-1</sup> 26.38 400℃ 29.70
钒/μg·g<sup>-1</sup> 1.61 500℃ 47.30
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
脱盐率99.0％，脱水率98.2％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为410℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.28MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为410℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.08；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为830℃，停留时间为0.75s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.20；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为800℃，停留时间为0.35s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
急冷油工段6：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为191℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为43℃，底部操作温度为84℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.19MPaA，一段入口操作温度为43℃；五段出口操作压力为4.31MPaA，五段出口操作温度为88℃；
精馏分离工段9采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组3的裂解产品收率如下：乙烯收率为19.97wt％，三烯收率为35.68wt％，三苯收率为11.27wt％。
由实验组3的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至19.97wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至35.68wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.27wt％。
实施例5
实验组4
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为150万吨/年，宽馏分原油为大庆原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 低硫石蜡基 初馏点/℃ 113
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 861.7 馏出率(V)/％
API 32.0 100℃ 0.2
凝点/℃ 33 120℃ 1.3
H<sub>2</sub>O含量/％ 0.01 140℃ 2.5
蜡含量/％ 26.3 160℃ 3.8
沥青质/％ 0.0 180℃ 5.6
胶质/％ 8.36 200℃ 7.8
残碳/％ 3.10 220℃ 10.0
灰分/％ 0.012 240℃ 12.6
元素分析 260℃ 15.6
硫/％ 0.11 280℃ 17.6
氮/％ 0.16 300℃ 20.6
镍/μg·g<sup>-1</sup> 3.06 400℃ 30.5
钒/μg·g<sup>-1</sup> 0.04 500℃ 53.7
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
脱盐率99.0％，脱水率98.2％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为410℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.28MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为410℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.08；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为890℃，停留时间为0.45s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为860℃，停留时间为0.15s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.20；
急冷油工段6：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为191℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为43℃，底部操作温度为84℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.19MPaA，一段入口操作温度为43℃；五段出口操作压力为4.31MPaA，五段出口操作温度为88℃；
精馏分离工段9采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组4的裂解产品收率如下：乙烯收率为29.96wt％，三烯收率为48.24wt％，三苯收率为11.90wt％。
由实验组4的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至29.96wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至48.24wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.90wt％。
实施例6
实验组5
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为80万吨/年，宽馏分原油为科威特原油，该原油的主要性质如下：
Figure BDA0002219082750000181
Figure BDA0002219082750000191
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.35MPaA，操作温度为10℃；
脱盐率97.0％，脱水率99.5％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.35MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.25MPaA，操作温度为370℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为70℃，底部操作温度为370℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.03；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为890℃，停留时间为0.45s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.20；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为860℃，停留时间为0.15s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
急冷油工段6：
操作压力为0.14MPaA，顶部操作温度为101℃，底部操作温度为150℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.13MPaA，顶部操作温度为35℃，底部操作温度为75℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.12MPaA，一段入口操作温度为35℃；五段出口操作压力为3.60MPaA，五段出口操作温度为81℃；
精馏分离工段9采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组5的裂解产品收率如下：乙烯收率为26.66wt％，三烯收率为42.37wt％，三苯收率为11.39wt％。
由实验组5的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至26.66wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至42.37wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.39wt％。
实施例7
实验组6
一采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为80万吨/年，宽馏分原油为科威特原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 含硫中间基 初馏点/℃ 97
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 864.7 馏出率(V)/％
API 31.43 100℃ 2.64
凝点/℃ -19 150℃ 9.89
蜡含量/％ 3.85 200℃ 17.34
残碳/％ 4.73 250℃ 25.57
元素分析 300℃ 34.92
硫/％ 1.65 350℃ 41.83
氮/％ 0.14 400℃ 50.03
镍/μg·g<sup>-1</sup> 7.69 450℃ 58.67
钒/μg·g<sup>-1</sup> 18.63 500℃ 65.00
其热裂解制乙烯方法同实验组1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.65MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.55MPaA，操作温度为70℃；
脱盐率99.9％，脱水率95.0％；
原油预热处理工段2：
入口：操作压力为0.55MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为450℃；
油品汽提工段3：
操作压力为0.40MPaA，顶部操作温度为190℃，底部操作温度为450℃；
预热原油14与过热水蒸汽12的质量比为1：0.27；
气体裂解工段4：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为830℃，停留时间为0.75s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
液体裂解工段5：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为800℃，停留时间为0.35s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.20；
急冷油工段6：
操作压力为0.34MPaA，顶部操作温度为121℃，底部操作温度为230℃；
急冷水工段7：
操作压力为0.33MPaA，顶部操作温度为55℃，底部操作温度为95℃；
压缩工段8采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.32MPaA，一段入口操作温度为55℃；五段出口操作压力为4.90MPaA，五段出口操作温度为99℃；
精馏分离工段9采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组6的裂解产品收率如下：乙烯收率为25.06wt％，三烯收率为42.22wt％，三苯收率为11.35wt％。
由实验组6的裂解产品收率和对照组1的裂解产品收率可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，乙烯收率由15.50～16.50wt％提高至25.06wt％，三烯收率由29.50～30.50wt％提高至42.22wt％，三苯收率由9.50～10.50wt％提高至11.35wt％。
对照组1和实验组1～6的不同地区原油性质和乙烯收率以及三烯三苯收率汇总，见下表：
Figure BDA0002219082750000211
Figure BDA0002219082750000221
由上述实验组1～6和对照组1可知，采用本发明的提高裂解制备乙烯产品收率的系统及方法，既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以轻重裂解原料分炉裂解，实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间的操作运行，从而提高了乙烯收率和“三烯、三苯”产量；乙烯收率从现有技术15.50～16.50wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
以上所述仅为本发明较佳的实施例，并非因此限制本发明的实施方式及保护范围，对于本领域技术人员而言，应当能够意识到凡运用本发明说明书及图示内容所作出等同替换和显而易见变化所得到的方案，均应当包含在本发明的保护范围内。

Claims (10)

1.一种提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，将宽馏分原油进行简单蒸汽汽提蒸馏，得到气相馏分、轻液相馏分、重液相馏分；其中气相馏分、轻液相馏分分别送入气体裂解炉和液体裂解炉进行蒸汽热裂解制备乙烯的反应，由此既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以轻重裂解原料分炉裂解，实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间操作运行，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油预处理工段处理后，得到预处理原油；
步骤S2、所述步骤S1得到的所述预处理原油经原油预热处理工段处理后，得到预热原油；
步骤S3、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述预热原油经油品汽提工段处理后，分别得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述轻液相馏分经液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S5、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述气相馏分经气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S6、所述步骤S4得到的所述第一裂解气经急冷油工段处理后，得到第三裂解气和裂解燃料油；
步骤S7、所述步骤S5得到的所述第二裂解气和所述步骤S6得到的所述第三裂解气经急冷水工段处理后，得到第四裂解气和第一裂解汽油；
步骤S8、所述步骤S7得到的所述第四裂解气经压缩工段处理后，得到高压裂解气；
步骤S9、所述步骤S8得到的所述高压裂解气经精馏分离工段处理后，得到甲烷氢副产品、乙烯产品、丙烯产品、混合C4副产品和第二裂解汽油；
所述步骤S3得到的所述重液相馏分和所述步骤S6得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品；
所述步骤S7得到的所述第一裂解汽油和所述步骤S9得到的所述第二裂解汽油合并得到裂解汽油副产品。
2.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S1中，在所述原油预处理工段内，对所述宽馏分原油依次进行脱盐预处理和脱水预处理；
在所述步骤S8中，在所述压缩工段内，对所述第四裂解气依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理；
在所述步骤S9中，在所述精馏分离工段内，对所述高压裂解气按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理；
在所述步骤S9中，所述精馏分离工段采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
3.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在步骤S1中，所述原油预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％；
在所述步骤S2中，所述原油预热处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
4.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S3中，所述油品汽提工段的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃；
所述预热原油与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.03～0.27。
5.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S4中，所述液体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s；
所述轻液相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
6.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S5中，所述气体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s；
所述气相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
7.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S6中，所述急冷油工段的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃；
在所述步骤S7中，所述急冷水工段的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
8.根据权利要求1所述的提高裂解制备乙烯产品收率的方法，其特征在于，在所述步骤S8中，所述压缩工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
9.一种提高裂解制备乙烯产品收率的系统，其特征在于，包括：
原油预处理工段；
原油预热处理工段，所述原油预热处理工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段与所述原油预热处理工段通过管道连接；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
急冷油工段，所述急冷油工段与所述液体裂解工段通过管道连接；
急冷水工段，所述急冷水工段分别与所述气体裂解工段和所述急冷油工段通过管道连接；
压缩工段，所述压缩工段与所述急冷水工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段与所述压缩工段通过管道连接。
10.根据权利要求9所述的提高裂解制备乙烯产品收率的系统，其特征在于，所述原油预处理工段包括：脱盐处理设备和脱水处理设备；
其中，所述脱盐处理设备和所述脱水处理设备顺次通过管道连接；
所述压缩工段包括：增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备、干燥处理设备；
其中，所述增压处理设备、所述碱洗处理设备、所述水洗处理设备和所述干燥处理设备顺次通过管道连接；
所述精馏分离工段包括：深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备；
其中，所述深冷设备、所述脱甲烷设备、所述脱乙烷设备、所述乙烯精馏设备、所述脱丙烷设备、所述丙烯精馏设备和所述脱丁烷设备进行组合连接。
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