CN111320521A - 一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明属于化工领域，具体公开了一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置，该分离方法包括：压缩、净化、冷却、吸收、轻烃分离、乙烯精馏和丙烯精馏等步骤。本发明提供的方法基于浅冷油吸收技术，在简化了制冷及换热流程，降低了制冷负荷，节省投资的前提下，实现了从裂解气和/或干气中直接得到聚合级乙烯和聚合级丙烯产品，极具工业应用前景。

Description

一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置

技术领域

本发明属于化工领域，更具体地，涉及一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置。

背景技术

石油烃类裂解制低碳烯烃是石化工业的龙头，管式炉裂解技术是当今生产低碳烯烃的主要技术，其过程是通过乙烷、丙烷、轻烃、石脑油等裂解原料的蒸汽裂解，生成含有氢气、甲烷、碳二、碳三、碳四、碳五等重组分的裂解气，然后在后续的分离系统中对裂解气进行分离提纯，最终得到聚合级乙烯和聚合级丙烯等产品。

当前，在世界乙烯工业占据重要地位的裂解气分离工艺，主要是以Lummus公司为代表的顺序分离流程、以Linde公司为代表的前脱乙烷流程和以KBR及S&W公司为代表的前脱丙烷流程。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，脱甲烷塔及冷箱一般均需在-100℃以下深冷条件下操作，需要复叠制冷系统或者多元制冷系统，冷量负荷大，制冷及换热流程复杂，另外冷箱的运行和维护成本也较高。

油吸收法是用于炼厂干气回收的一种工艺，其原理是“相似相溶”，即利用吸收剂对混合气中各组分溶解度的不同来实现混合气体的分离，一般先利用吸收剂吸收C2及C2以上的重组分，分离出甲烷、氢气等不凝性气体，再用精馏法分离吸收剂中的各组分。该方法具有规模小、C2回收率高、适应性强、投资费用低等特点。

CN101063048A公开了一种采用中冷油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩、脱除酸性气体、干燥及净化、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成，具有吸收剂成本低廉，损失低等优点。然而，该工艺得到的碳二馏分中乙烯含量在84mol％左右，需送到乙烯装置分离工序进一步处理得到聚合级乙烯，该工艺需要用到冷箱和膨胀机，最低操作温度在-100℃左右，冷量负大且流程较复杂。

CN101759516A公开了一种油吸收法分离炼厂催化干气的方法，该工艺由压缩，吸收，解吸，再吸收等步骤组成，采用碳五烃作为吸收剂，回收催化干气中的碳二碳三馏分。然而，该方法乙烯回收率低，而且碳二提浓气仍需送到乙烯装置进一步分离提纯。

CN101759518A公开了一种浅冷油吸收技术回收炼厂催化干气的方法，吸收温度提高至5-15℃，因此不需丙烯制冷机，原料不需干燥和脱碳，流程简单且碳二回收率高，并设置了一台再吸收塔来回收吸收尾气中夹带的吸收剂。但是该方法得到的产品中乙烯浓度较低，仍然需要送到乙烯装置进一步提纯，同时再吸收塔需要的运转需要引入大量的汽油吸收剂。

综上所述，工业上常用的裂解气分离流程需要深冷条件，制冷及换热流程复杂，冷量消耗大且投资高，而当前油吸收法主要用于从炼厂干气中分离出富含碳二和碳三的提浓气作为乙烯裂解原料，不适用于无配套乙烯装置的炼油企业获得聚合级乙烯和丙烯等产品，同时油吸收流程中还需设置再吸收塔或冷箱-膨胀机来减少吸收剂损失量，流程较为复杂。

发明内容

本发明的目的提供一种基于浅冷油吸收技术从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法及装置，实现从裂解气和/或干气中直接得到聚合级乙烯和聚合级丙烯产品，简化现有制冷及换热流程，并降低冷量负荷，节省设备投资。

本发明一方面提供一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法，该方法包括：

(1)压缩：利用压缩机对裂解气和/或干气升压；

(2)净化：将步骤(1)中升压后的气体进行净化处理；

(3)冷却：将步骤(2)中净化后的气体进行冷却，然后送至油吸收塔；

(4)吸收：油吸收塔塔底物流送至轻烃分离单元，塔顶气体送至进入冷凝器，经冷却后进入分离罐，分离罐罐顶气体排入燃料管网或氢气回收系统，罐底物流返回吸油收塔顶部；

(5)轻烃分离：来自油吸收塔塔底的物流在轻烃分离单元内经过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔分离后，得到的富C2物流送至碳二加氢反应器后送至乙烯精馏塔或直接送至乙烯精馏塔，富C3物流送至碳三加氢反应器后送至丙烯精馏塔或直接送至丙烯精馏塔；

其中，脱丙烷塔塔底物流送至脱丁烷塔，至少部分脱丁烷塔塔顶的物流作为吸收剂送至油吸收塔顶部，脱丁烷塔塔底的物流作为重组分产品采出，脱甲烷塔塔顶气体送至压缩机段间；

(6)乙烯精馏：乙烯精馏塔塔顶气体返回压缩机段间，塔底物流作为粗乙烷产品采出，侧线采出聚合级乙烯产品；

(7)丙烯精馏：丙烯精馏塔塔顶气体返回压缩机段间，塔底物流作为粗丙烷产品采出，侧线采出聚合级丙烯产品。

本发明中涉及的裂解气主要指轻烃及石脑油等石油烃蒸汽裂解的产物，里面含有较多的氢气、甲烷、乙烯及丙烯；干气主要指FCC装置和DCC装置等副产含有较多氢气、甲烷和乙烯的不饱和干气。

根据本发明，在压缩步骤(1)中，优选地，将所述裂解气和/或干气升压至2-5MPaG。此处对压缩处理的段数没有特别的要求，可以任选为二段压缩、三段压缩或更多段数的压缩。

在净化步骤(2)中，裂解气和/或干气的净化处理包括但不局限于脱酸性气体，脱氧气，干燥、脱砷，脱汞等，具体净化方式视干气中所含杂质的种类及含量的具体情况而定。净化步骤在工艺流程中的顺序也可以根据实际情况置于压缩机段间、冷却器之后，本领域技术人员根据现有技术的常识确定即可。

在冷却步骤(3)中，优选地，将所述净化后的气体冷却至5-20℃。冷却所需冷量优选由丙烯制冷压缩机提供的4℃液相丙烯提供。

在吸收步骤(4)中，油吸收塔塔顶设置冷凝器，目的是为控制塔顶吸收剂的损失量，优选地，所述吸收塔的理论板数为30-50，操作压力为2-5MPaG，所述吸收剂入塔温度为5-20℃，塔顶冷凝器出口温度-38℃至-10℃。因相平衡关系，吸收塔顶尾气中会夹带部分吸收剂，为在尽可能低的能耗下避免过多的吸收剂损失量，进一步优选地，吸收塔操作压力为2.5-3.5MPaG，吸收剂入塔温度为5-10℃，塔顶冷凝器出口温度-38℃至-25℃。

本发明中油吸收塔塔底设置再沸器，以保证吸收塔底甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。为了避免裂解气和/或干气中的炔烃和二烯烃结焦，优选地，控制油吸收塔塔底温度为小于等于120℃，进一步优选地，油吸收塔塔底温度为小于等于100℃。油吸收塔塔底再沸器加热介质可以采用低压蒸汽，也可以采用热水或热油等低品位余热资源，由于低品位余热资源既能充分利用炼厂富裕热量，也能降低工艺能耗，优先选择低品位余热资源。

本发明中，对吸收剂没有特殊要求，优选地，所述吸收剂为含有丁烷、丁烯的碳四馏分或含有戊烷、戊烯的碳五馏分，进一步优选为含有丁烷、丁烯的碳四馏分。本发明中，对于吸收剂的用量也没有特别的要求，本领域技术人员根据现有技术的常识确定即可。

在轻烃分离步骤(5)中，来自油吸收塔塔底的物流在轻烃分离单元内经过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔逐次分离后得到得到的富C2物流和富C3物流。

根据本发明，油吸收塔需置于轻烃分离单元之前，但对脱甲烷、脱乙烷及脱丙烷的先后顺序无特别要求，优选地，所述油吸收塔塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱丙烷塔塔顶物流送至所述脱甲烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体作为所述富C2物流，塔底物流作为所述富C3物流；可优选地，所述油吸收塔塔底物流送至所述脱甲烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体作为所述富C2物流，塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱丙烷塔塔顶物流作为所述富C3物流；还可优选地，所述油吸收塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体送至所述脱甲烷塔，塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流作为所述富C2物流，所述脱丙烷塔塔顶物流作为所述富C3物流。

根据本发明，优选地，所述来自脱丁烷塔塔顶的物流的一部分送至油吸收塔顶部，另一部分送至界区外。

本发明中，为了更好的控制脱丙烷塔塔顶采出物料中C4及以上组分的含量，优选地，控制塔顶气体中C4及以上组分的摩尔含量小于等于0.05％，所述脱丙烷塔的理论板数优选为50-70，操作压力优选为1-3MPaG，塔顶温度优选为-20℃至20℃。为避免裂解气中的炔烃和二烯烃结焦，优选地，控制塔底温度为小于等于120℃，进一步优选地，控制塔底温度为小于等于100℃。

根据本发明，优选地，所述脱丁烷塔的理论板数为25-45，操作压力为0.2-1.0MPaG，塔顶温度为40-50℃。为了避免裂解气中的丁二烯等不饱和烃结焦，优选地，控制塔底温度小于等于120℃，进一步优选地，控制塔底温度小于等于100℃。

根据本发明，优选地，所述脱甲烷塔的理论板数为15-30，操作压力为1-3MPa，塔顶温度为-38℃至-20℃，塔底物流中甲烷的摩尔含量小于等于0.02％；

根据本发明，优选地，所述脱乙烷塔的理论板数为40-60，操作压力1-3MPaG，塔顶温度-30℃至-10℃，塔底物流中乙烷的摩尔含量小于等于0.01％；

在乙烯精馏步骤(6)中，如果混合气中含有炔烃、二烯烃等，在进乙烯精馏塔之前，物料先进碳二加氢反应器。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1-3MPaG，塔顶温度为-38℃至-20℃；

在丙烯精馏步骤(6)中，如果混合气中含有炔烃、二烯烃等，在进丙烯精馏塔之前，物料先进碳三加氢反应器。根据本发明，优选地，所述丙烯精馏塔的理论板数80-200，操作压力1-3MPaG，塔顶温度40-50℃。

本发明中，对加氢反应器的类型以及填装的催化剂没有特别的限定，本领域技术人员根据技术常识确定即可。

本发明另一方面提供一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的装置，该装置包括：压缩机、净化单元、冷却器、油吸收塔、轻烃分离单元、烯烃精馏单元；

其中，压缩机依次与净化单元、冷却器、油吸收塔连接；

油吸收塔塔顶设有冷凝器与分离罐，底部设有再沸器，油吸收塔塔顶依次与冷凝器、分离罐连接，所述分离罐罐顶与燃料管网或氢气回收系统连接，罐底与油吸收塔顶部连接；油吸收塔塔底与轻烃分离单元连接；

轻烃分离单元包括脱甲烷塔，脱乙烷塔、脱丙烷塔以及脱丁烷塔，其中，脱甲烷塔塔顶与压缩机段间连接，脱丙烷塔塔底与脱丁烷塔连接，脱丁烷塔塔顶与油吸收塔顶部连接并任选地与界区外连接，塔底设有重组分采出管线；

轻烃分离单元通过富C2物流出料管线和富C3物流出料管线与所述烯烃精馏单元连接，所述烯烃精馏单元包括乙烯精馏塔和丙烯精馏塔，其中，所述富C2物流出料管线依次与碳二加氢反应器以及乙烯精馏塔连接或直接与乙烯精馏塔连接，所述富C3物流出料管线依次与碳三加氢反应器以及丙烯精馏塔连接或直接与丙烯精馏塔连接；

乙烯精馏塔塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗乙烷采出管线，侧线设有聚合级乙烯采出管线；

丙烯精馏塔塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗丙烷采出管线，侧线设有聚合级丙烯采出管线。

根据本发明，优选地，所述油吸收塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱丙烷塔塔顶与所述脱甲烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底与所述脱乙烷塔连接；所述脱乙烷塔塔顶连接所述富C2物流出料管线，塔底连接所述富C3物流出料管线。

根据本发明，优选地，所述油吸收塔塔底与所述脱甲烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底与所述脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔塔顶连接所述富C2物流出料管线，所述脱乙烷塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱丙烷塔塔顶连接所述富C3物流出料管线。

根据本发明，优选地，所述油吸收塔塔底与所述脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔塔顶与所述脱甲烷塔连接，所述脱乙烷塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底连接所述富C2物流出料管线，所述脱丙烷塔塔顶连接所述富C3物流出料管线。

与现有技术相比，本发明具有如下优点：

(1)本发明中公开的装置对原料适用性广，可单独用于处理裂解气或催化裂化(FCC)干气、催化裂解(DCC)干气等不饱和干气的分离，也适用于同时处理裂解气和不饱和炼厂干气的分离，尤其适用于无配套乙烯装置的炼油企业生产小规模的乙烯和丙烯。

(2)本发明中通过设置了油吸收塔，依靠浅冷油吸收技术的优势，预先脱除裂解气和/或干气中的绝大部分甲烷和氢气等杂质后再送入后续脱甲烷塔，使脱甲烷塔塔顶气相的冷凝温度大幅提高到-40℃以上，这样仅需要配置一台丙烯制冷机即可满足整个装置的冷量需求，无需复叠设置制冷系统或者多元制冷系统，也无需冷箱，实现降低制冷负荷、简化换热流程及节省投资的目的。

(3)为了克服常规浅冷油吸收工艺中，解吸塔塔底的贫吸收剂中含有部分C3，因C3相对较轻，贫吸收剂在返回油吸收塔顶时其内的C3易随氢气、甲烷等进入到吸收尾气中的缺陷，本发明使用脱丙烷塔替代解吸塔，以实现C3和C4的清晰分割，从而降低C3损失。同时本发明取消了再吸收塔，在允许损失部分吸收剂的情况下，在油吸收塔顶增设冷凝器和分离罐，并通过调整油吸收塔的操作压力和操作温度来降低塔顶吸收剂的损失量，流程进一步简化。

(4)本发明通过设置了脱甲烷塔进一步脱除提浓气中剩余的少量甲烷，使得进乙烯精馏塔的物料中不含或仅含微量甲烷，降低了乙烯精馏塔的分离难度，乙烯精馏塔塔顶回流比大大降低，从而乙烯精馏塔的冷凝器和再沸器负荷大大降低，节省能耗；同时因为设置了脱甲烷塔，所以可以放宽油吸收塔底中甲烷含量，降低了油吸收塔的分离要求，从而降低塔底再沸器的负荷。

(5)本发明中吸收剂可装置内自供，无需外输，节省原料成本。

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

通过结合附图对本公开示例性实施例进行更详细的描述，本公开的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本公开示例性实施例方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。

图1示出了本发明实施例1从裂解气和/或干气分离乙烯和丙烯的流程示意图。

图2示出了本发明一个具体的实施例从裂解气和/或干气分离乙烯和丙烯的流程示意图。

图3示出了本发明一个具体的实施例从裂解气和/或干气分离乙烯和丙烯的流程示意图。

附图标记说明：

1、裂解气和/或干气；2、压缩机；3、净化单元；4、冷却器；5、油吸收塔；6、脱丙烷塔；7、脱丁烷塔；8、脱甲烷塔；9、脱乙烷塔；10、丙烯精馏塔；11、乙烯精馏塔；12、冷凝器；13、分离罐；14、尾气；15、冷凝液相；16、重组分；17、聚合级丙烯；18、粗丙烷；19、聚合级乙烯；20、粗乙烷；21、贫碳四；22、碳四；23、富吸收剂。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

实施例1

本实施例中采用某炼厂中炼厂碳四、气分丙烷和液化气等轻烃经蒸汽裂解产生的裂解气作为原料，裂解气具体组成如表1所示。

表1

采用如图1所示的分离流程图，从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯。

该分离装置包括压缩机2、净化单元3、冷却器4、油吸收塔5、轻烃分离单元、烯烃精馏单元，其中，轻烃分离单元包括脱甲烷塔8，脱乙烷塔9、脱丙烷塔6以及脱丁烷塔7，烯烃精馏单元包括乙烯精馏塔11和丙烯精馏塔10。

压缩机2依次与净化单元3、冷却器4、油吸收塔5连接；

油吸收塔5塔顶设有冷凝器12与分离罐13，底部设有再沸器，油吸收塔5塔顶依次与冷凝器12、分离罐13连接，分离罐12罐顶与燃料管网连接，罐底与油吸收塔5顶部连接；油吸收塔5塔底与脱丙烷塔6连接；脱丙烷塔6塔顶与脱甲烷塔8连接，塔底与脱丁烷塔7连接；脱丁烷塔7塔顶分别与油吸收塔5顶部和界区外连接，塔底设有重组分16采出管线；脱甲烷塔8塔顶与压缩机2段间连接，塔底与脱乙烷塔9连接，脱乙烷塔9塔顶连接乙烯精馏塔11，塔底连接丙烯精馏塔10；乙烯精馏塔11塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗乙烷20采出管线，侧线设有聚合级乙烯19采出管线；丙烯精馏塔10塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗丙烷18采出管线，侧线设有聚合级丙烯17采出管线。

具体包括以下步骤：

(1)压缩：将压力为0.06MPaG的裂解气和/或干气1送入压缩机2，经过五段压缩处理后压力提高至3.2MPaG；

(2)净化：将步骤(1)中升压后的气体进行干燥脱水、净化处理；

(3)冷却：在冷却器用4℃液相丙烯将净化后的气体冷却至6℃后送至油吸收塔5中部；

(4)吸收：油吸收塔5的理论板数为40，操作压力为3.0MPaG，塔顶温度为9.3℃，塔底温度为89.2℃。在吸收塔中，从脱丙烷塔塔底来的循环贫碳四吸收剂21用4℃液相丙烯冷却至6℃后从吸收塔5塔顶喷入，与压缩干气逆流接触，吸收干气中的C2及以上组分。油吸收塔5塔顶气体首先在冷凝器12中经-40℃丙烯冷却至-30℃后进入分离罐13进行气液分离，分离罐13罐顶尾气14主要为干气中的甲烷和氢气等不凝气，排入燃料气管网，罐底冷凝液相15返回油吸收塔5，其内主要是塔顶气体中夹带的吸收剂；油吸收塔5塔底利用再沸器将富吸收剂内的甲烷含量控制在0.5mol％，然后送至脱丙烷塔6；

(5)脱丙烷：脱丙烷塔6的理论板数为50，操作压力为1.72MPaG，脱丙烷塔6塔顶温度为3.8℃，塔顶气体中C4及以上组分为0.05mol％，塔底温度为99.8℃。将来自油吸收塔5塔底的富吸收剂23依靠压差供给至脱丙烷塔6中部进行处理，塔顶分离出的提浓气中除C2和C3组分外仍含有少量吸收下来的甲烷，供给脱甲烷塔8中部，塔底物料送至脱丁烷塔7中部；

(6)脱丁烷：脱丁烷塔7的理论板数为30，操作压力为0.33MPaG，塔顶温度为41.3℃，塔底温度为108.3℃。来自脱丙烷塔6塔底的物料从脱丁烷塔7中部进入进行分离，塔顶采出的液相碳四22经逐级换热并用4℃丙烯冷却至6℃后，大部分用泵打入油吸收塔5顶部作为贫碳四吸收剂21循环使用，少部分作为碳四产品22送出界区；脱丁烷塔7塔底抽出重组分16；

(7)脱甲烷：脱甲烷塔8的理论板数为22，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为-31.3℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯冷却，塔底温度为-9.4℃，塔底再沸器采用装置内工艺介质加热；来自脱丙烷塔6塔顶的提浓气进入脱甲烷塔8进行分离，脱甲烷塔8塔塔底液相出料中的甲烷为0.02mol％，塔顶气相为甲烷和乙烯的混合物，返回至压缩机段间；

(8)脱乙烷：脱乙烷塔9的理论板数为50，操作压力为2.0MPaG，塔顶温度为-25.8℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯作冷剂，塔底温度为54.1℃，塔底再沸器采用90℃热水供热，塔底物流中乙烷为0.01mol％；脱甲烷塔8塔底液相(主要是C2和C3)送到脱乙烷塔9中部，脱乙烷塔9塔顶分离出C2进入乙烯精馏塔11精制；塔底采出C3送到丙烯精馏塔10精制；

(9)乙烯精馏：乙烯精馏塔11的理论板数为90，操作压力为1.7MPaG，塔顶温度为-35.7℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯冷却，塔底温度为-11.1℃，塔底再沸器采用装置内工艺介质加热；在乙烯精馏塔11内，通过对来自脱乙烷塔9塔顶的物料进行处理，从乙烯精馏塔11上部侧线抽出聚合级乙烯产品19，塔顶气相返回压缩机段间，塔底采出的粗乙烷20作为蒸汽裂解原料；

(10)丙烯精馏：丙烯精馏塔10的理论板数为150，操作压力为2.0MPaG，塔顶温度为45.8℃，塔底温度为60.1℃，塔底再沸器采用90℃热水供热；在丙烯精馏塔10内，来自脱乙烷塔9塔底的C3进行分离，从丙烯精馏塔10上部侧线抽出聚合级丙烯产品17，塔顶气相返回压缩机2段间，塔底采出粗丙烷18，作为蒸汽裂解原料。

得到各产品组成如表2所示，其中，吸收尾气中乙烯损失率低于0.5％、丙烯损失率低于0.5％，C4+损失率为8.9％。

表2

实施例2

本实施例中是在实施例1的原料中加入一股FCC干气，即同时处理裂解气和FCC干气，FCC干气与压缩机二段出口的裂解干气混合后一并送入压缩机三段；因FCC干气中含有氧气、二氧化碳，故在净化工序3对混合气依次进行脱氧、脱碳和干燥处理。FCC干气具体组成如表3所示。

表3

操作条件与实施例1存在的不同在于：

(4)吸收：油吸收塔5的理论板数为40，操作压力为3MPaG，塔顶温度为7.9℃，塔顶冷凝器出口温度-35℃，塔底温度为92.4℃；

(5)脱丙烷：脱丙烷塔6的理论板数为50，操作压力为1.72MPaG，塔顶温度为0.0℃，塔底温度为96.7℃；

(6)脱丁烷：脱丁烷塔7的理论板数为30，操作压力为0.33MPaG，塔顶温度为39.6℃，塔底温度为107.9℃；

(7)脱甲烷：脱甲烷塔8的理论板数为22，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为-31.0℃，塔底温度为-10.3℃；

(8)脱乙烷：脱乙烷塔9的理论板数为50，操作压力为2.0MPaG，塔顶温度为-22.8℃，塔底温度为53.9℃；

(9)乙烯精馏：乙烯精馏塔11的理论板数为90，操作压力为1.7MPaG，塔顶温度为-35.5℃，塔底温度为-11.4℃；

(10)丙烯精馏：丙烯精馏塔10的理论板数为150，操作压力为2.0MPaG，塔顶温度为45.8℃，塔底温度为60.0℃；

得到各产品组成如表4所示，其中，从吸收尾气中，乙烯损失率低于0.5％，丙烯损失率低于0.5％，C4+损失率为11.6％。

表4

由上述实施例1-2可知，本发明中公开的装置不仅可适用于单独的裂解气或干气的处理，还可用于同时处理裂解气与干气。同时本发明在简化了制冷流程、降低了冷量消耗以及节省了投资的前提下，实现从裂解气和/或干气中直接得到聚合级乙烯和聚合级丙烯产品，具有广阔的工业应用前景。

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 (13)

1.一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的方法，其特征在于，该方法包括：

(1)压缩：利用压缩机对裂解气和/或干气升压；

(2)净化：将步骤(1)中升压后的气体进行净化处理；

(3)冷却：将步骤(2)中净化后的气体进行冷却，然后送至油吸收塔；

(4)吸收：油吸收塔塔底物流送至轻烃分离单元，塔顶气体送至进入冷凝器，经冷却后进入分离罐，分离罐罐顶气体排入燃料管网或氢气回收系统，罐底物流返回油吸收塔顶部；

(5)轻烃分离：来自油吸收塔塔底的物流在轻烃分离单元内经过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔分离后，得到的富C2物流送至碳二加氢反应器后送至乙烯精馏塔或直接送至乙烯精馏塔，富C3物流送至碳三加氢反应器后送至丙烯精馏塔或直接送至丙烯精馏塔；

其中，脱丙烷塔塔底物流送至脱丁烷塔，至少部分脱丁烷塔塔顶的物流作为吸收剂送至油吸收塔顶部，脱丁烷塔塔底的物流作为重组分产品采出，脱甲烷塔塔顶气体送至压缩机段间；

(6)乙烯精馏：乙烯精馏塔塔顶气体返回压缩机段间，塔底物流作为粗乙烷产品采出，侧线采出聚合级乙烯产品；

(7)丙烯精馏：丙烯精馏塔塔顶气体返回压缩机段间，塔底物流作为粗丙烷产品采出，侧线采出聚合级丙烯产品。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)中将所述裂解气和/或干气升压至2-5MPaG。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(3)中将所述净化后的气体冷却至5-20℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(4)中，所述油吸收塔的理论板数为30-50，操作压力为2-5MPaG，优选为2.5-3.5MPaG；所述吸收剂入塔温度为5-20℃，优选为5-10℃；塔顶冷凝器出口温度-38℃至-10℃，优选为-38℃至-25℃；塔底温度为小于等于120℃，优选为小于等于100℃；所述吸收剂为含有丁烷、丁烯的碳四馏分或含有戊烷、戊烯的碳五馏分。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(5)中所述来自脱丁烷塔塔顶的物流的一部分送至油吸收塔顶部，另一部分送至界区外。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(5)中所述油吸收塔塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱丙烷塔塔顶物流送至所述脱甲烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体作为所述富C2物流，塔底物流作为所述富C3物流。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(5)中所述油吸收塔塔底物流送至所述脱甲烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体作为所述富C2物流，塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱丙烷塔塔顶物流作为所述富C3物流。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(5)中所述油吸收塔塔底物流送至所述脱乙烷塔，所述脱乙烷塔塔顶气体送至所述脱甲烷塔，塔底物流送至所述脱丙烷塔，所述脱甲烷塔塔底物流作为所述富C2物流，所述脱丙烷塔塔顶物流作为所述富C3物流。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱甲烷塔的理论板数为15-30，操作压力为1-3MPaG，塔顶温度为-38℃至-20℃，塔底物流中甲烷的摩尔含量小于等于0.02％；

所述脱乙烷塔的理论板数为40-60，操作压力1-3MPaG，塔顶温度-30℃至-10℃，塔底物流中乙烷的摩尔含量小于等于0.01％；

所述脱丙烷塔的理论板数为50-70，操作压力为1-3MPaG，塔顶温度为-20℃至20℃，塔底温度为小于等于120℃，优选为小于等于100℃；塔顶气体中C4及以上组分的摩尔含量小于等于0.05％；

所述脱丁烷塔的理论板数为25-45，操作压力为0.2-1.0MPaG，塔顶温度为40-50℃，塔底温度小于等于120℃，优选为小于等于100℃；

所述乙烯精馏塔的理论板数为50-120，操作压力为1-3MPaG，塔顶温度为-38℃至-20℃；

所述丙烯精馏塔的理论板数80-200，操作压力1-3MPaG，塔顶温度40-50℃。

10.一种从裂解气和/或干气中分离乙烯和丙烯的装置，其特征在于，该装置包括：压缩机、净化单元、冷却器、油吸收塔、轻烃分离单元、烯烃精馏单元；

其中，压缩机依次与净化单元、冷却器、油吸收塔连接；

油吸收塔塔顶设有冷凝器与分离罐，底部设有再沸器，油吸收塔塔顶依次与冷凝器、分离罐连接，所述分离罐罐顶与燃料管网或氢气回收系统连接，罐底与油吸收塔顶部连接；油吸收塔塔底与轻烃分离单元连接；

轻烃分离单元包括脱甲烷塔，脱乙烷塔、脱丙烷塔以及脱丁烷塔，其中，脱甲烷塔塔顶与压缩机段间连接，脱丙烷塔塔底与脱丁烷塔连接，脱丁烷塔塔顶与油吸收塔顶部连接并任选地与界区外连接，塔底设有重组分采出管线；

轻烃分离单元通过富C2物流出料管线和富C3物流出料管线与所述烯烃精馏单元连接，所述烯烃精馏单元包括乙烯精馏塔和丙烯精馏塔，其中，所述富C2物流出料管线依次与碳二加氢反应器以及乙烯精馏塔连接或直接与乙烯精馏塔连接，所述富C3物流出料管线依次与碳三加氢反应器以及丙烯精馏塔连接或直接与丙烯精馏塔连接；

乙烯精馏塔塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗乙烷采出管线，侧线设有聚合级乙烯采出管线；

丙烯精馏塔塔顶连接至压缩机段间，塔底设有粗丙烷采出管线，侧线设有聚合级丙烯采出管线。

11.根据权利要求10所述的装置，其中，所述油吸收塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱丙烷塔塔顶与所述脱甲烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底与所述脱乙烷塔连接；所述脱乙烷塔塔顶连接所述富C2物流出料管线，塔底连接所述富C3物流出料管线。

12.根据权利要求10所述的装置，其中，所述油吸收塔塔底与所述脱甲烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底与所述脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔塔顶连接所述富C2物流出料管线，所述脱乙烷塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱丙烷塔塔顶连接所述富C3物流出料管线。

13.根据权利要求10所述的装置，其中，所述油吸收塔塔底与所述脱乙烷塔连接，所述脱乙烷塔塔顶与所述脱甲烷塔连接，所述脱乙烷塔塔底与所述脱丙烷塔连接，所述脱甲烷塔塔底连接所述富C2物流出料管线，所述脱丙烷塔塔顶连接所述富C3物流出料管线。

Images