CN111320522B - 一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明属于化工领域，具体公开了一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置，该分离方法包括：压缩、净化、冷却、吸收、脱甲烷、脱丙烷、乙烯精制等步骤。本发明提供的方法基于浅冷油吸收技术，在简化了制冷流程、降低了冷量消耗以及节省了投资的前提下，实现了从炼厂干气中直接得到聚合级乙烯产品，具有广阔的工业应用前景。

Description

一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置

技术领域

本发明属于化工领域，更具体地，涉及一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置。

背景技术

炼厂干气是石油化工的一种重要资源，主要来自原油的一次加工和二次加工，如常减压蒸馏、催化裂化(FCC)、催化裂解(DCC)、加氢裂化、延迟焦化等，其中催化裂化的干气量最大，一般占原油加工量的3％-5％，其内含有氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等大量轻质烃类资源。目前，国内已建成的催化裂化装置年加工能力超过200Mt，催化干气的年产量在6.0Mt以上，其中含有乙烯0.6-1.0Mt。大多数炼厂干气被用作工业和民用燃料气烧掉，造成资源的严重浪费，若能将炼厂干气中的乙烯等进行回收，可节省大量用作乙烯裂解原料的轻质油，是一条提高资源综合利用率、扩大乙烯原料来源及降低乙烯生产成本的有效途径。

传统乙烯装置的裂解气分离，主要采用顺序分离流程、前脱丙烷流程、前脱乙烷流程等。然而无论采用何种分离流程，要在脱甲烷塔内将裂解气中大量的甲烷和氢气脱除并尽可能多的回收乙烯，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。而另一方面，与乙烯裂解气相比，炼厂干气中的乙烯相对含量较低且含有较多的氧气、二氧化碳和NOx等杂质，也不适合直接送至乙烯装置的分离流程。

目前，国内从炼厂干气中回收乙烯的最常用方法是变压吸附法和油吸收法，两种方法各具特点。其中，油吸收法主要是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、适应性强、投资费用低等特点，是当前最具竞争力的炼厂干气回收技术之一。

US6308532提出了一种从炼厂干气中回收乙烯和丙烯的工艺，该工艺包括从吸收塔釜抽出C3，C4，C5，C6液体并将部分塔釜液相物料循环至塔顶，从而保持塔顶冷凝器的冷冻温度不低于-95℃，同时在吸收塔中富含丙烯或乙烯-丙烯区域抽出气相侧线。尽管该工艺将部分塔釜物料循环至塔顶以保持塔顶温度不致于过低，但塔顶温度仍低达-95℃，仍属于深冷分离工艺的一种，制冷系统复杂，投资较大，能耗较高。

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，需乙烯装置分离工序进一步处理才能得到聚合级乙烯，不适用于无配套乙烯装置的炼油厂，同时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，适用性受限。

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，工业上常用的乙烯分离流程需要深冷条件，制冷及换热流程复杂且不太适合直接处理炼厂干气，而油吸收法回收炼厂干气工艺主要是从炼厂干气中获得乙烯含量较低的碳二提浓气作为乙烯裂解原料，一般不适用于无配套乙烯装置的炼油企业，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炼厂干气分离乙烯的方法及装置，实现从炼厂干气中直接得到聚合级乙烯产品，并简化现有制冷流程并降低冷量消耗。

本发明一方面提供一种从炼厂干气中分离乙烯的方法，该方法包括：

(1)压缩：利用压缩机对炼厂干气升压；

(2)净化：将步骤(1)中升压后的炼厂干气进行净化处理；

(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：吸收剂从油吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中的C2及更重的组分，油吸收塔塔顶气体送至燃料管网或送至氢气回收系统，塔釜物流送至脱甲烷塔；

(5)脱甲烷：来自油吸收塔塔釜的物流进入脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶气体返回压缩机段间或送至界区外，塔釜物流送至脱丙烷塔；

(6)脱丙烷：来自脱甲烷塔塔釜的物流进入脱丙烷塔，脱丙烷塔塔顶气体送至乙烯精馏塔，至少部分塔釜物流返回油吸收塔顶部；

(7)乙烯精制：来自脱丙烷塔塔顶的气体进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔顶气体返回压缩机段间或送至界区外，塔釜采出粗乙烷。

本发明中涉及的炼厂干气主要指FCC装置和DCC装置等副产含有较多乙烯的气体，干气中乙烯含量越高，聚合级乙烯产品的收率越高。一般地，所述炼厂干气中乙烯含量为10-20mol％，其余组分为氢气、甲烷、乙烷、丙烷和碳四及以上组分等。

根据本发明，在压缩步骤(1)中，优选地，将炼厂干气升压至3-5MPaG。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或三段压缩。

在净化步骤(2)中，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、脱碳等，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，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，将净化后的气体冷却至5-20℃。冷却所需冷量优选由4℃级丙烯制冷压缩机提供。

在吸收步骤(4)中，优选地，所述油吸收塔理论板数为30-50，操作压力为3-5MPaG，优选为3.5-4MPaG，吸收剂入塔温度为5-20℃，优选为5-10℃。

本发明中，对吸收剂没有特殊要求，炼厂混合碳四、醚后碳四、液化气等均可，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。

根据本发明，优选地，所述油吸收塔塔顶设置有冷凝器和分离罐，塔釜设置有再沸器；所述油吸收塔塔顶气体经冷凝器冷却后进入分离罐，所述分离罐罐顶气体送至燃料管网或氢气回收系统，罐底液相返回所述油吸收塔顶部。塔顶冷凝器的设置是为控制塔顶吸收剂的损失量，塔釜再沸器的设置是用来保证油吸收塔釜甲烷、氢气等轻组分降到设定要求以下。此外，根据本发明，所述油吸收塔理论板数优选为30-50；因相平衡关系，油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，操作压力优选为2-5MPaG，进一步优选为2.5-3.5MPaG；所述吸收剂入塔温度优选为5-20℃，进一步优选为5-10℃；所述油吸收塔塔顶冷凝器出口温度优选为-38℃至-10℃，进一步优选为-38℃至-28℃；塔底再沸器出口温度为100-140℃。

在脱甲烷步骤(5)中，优选地，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℃，控制所述脱甲烷塔塔釜物流中甲烷的含量优选小于等于0.02mol％。

在脱丙烷步骤(6)中，优选地，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℃，控制所述脱丙烷塔塔顶气体中C4的含量优选小于等于0.05mol％，脱丙烷塔釜得到的物料经逐级换热后返回油吸收塔作为吸收剂循环利用。为避免干气中的重组分累积导致塔釜温度过高，优选地，所述脱丙烷塔塔釜物流一部分返回油吸收塔顶部，剩余送至界区外。当脱丙烷塔釜得到的物料中抽出少量重组分送出界区时，需要同时在循环吸收剂中补充一股新鲜吸收剂以保证系统中油吸收塔吸收剂用量。

在乙烯精馏步骤(7)中，优选地，所述乙烯精馏塔的理论板数为80-120，操作压力为1-3MPaG，塔顶温度为-38℃至-20℃。

根据本发明，优选地，还包括步骤(8)汽提：压缩机段间冷却下的液体进入汽提塔，汽提塔塔顶气体返回压缩机入口，塔釜物流采出。当干气中还有较多的重组分，在压缩段间有烃类被冷却下来时，可以通过汽提塔将C1、C2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。本发明中对汽提塔没有特殊的要求，类型不限定，本领域技术人员可以根据本领域的常识确定即可。

本发明另一方面提供一种从炼厂干气中分离乙烯的装置，该装置包括：压缩机、净化单元、冷却器、油吸收塔、脱甲烷塔、脱丙烷塔、乙烯精馏塔；

其中，压缩机依次与净化单元、冷却器、油吸收塔连接；

油吸收塔塔顶与燃料管网或氢气回收系统连接，塔底与脱甲烷塔连接；所述油吸收塔顶部任选设有补充吸收剂管线；

脱甲烷塔塔顶与压缩机段间或界区外连接，塔底与脱丙烷塔连接；

脱丙烷塔塔顶与乙烯精馏塔连接，塔底与油吸收塔顶部连接；

乙烯精馏塔塔顶与压缩机段间或界区外连接，侧线设有聚合级乙烯采出管线，塔底设有粗乙烷采出管线。

根据本发明，优选地，所述油吸收塔顶部设有冷凝器和分离罐，底部设有再沸器；所述油吸收塔塔顶依次与所述冷凝器、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，罐底与所述油吸收塔顶部连接。

根据本发明，优选地，所述脱丙烷塔塔底还设有与界区外连接的管线。

根据本发明，优选地，所述装置还包括汽提塔，所述汽提塔的入口与压缩机段间连接，所述汽提塔塔顶出口与压缩机入口连接，塔底设有产品采出管线。

与现有技术相比，本发明具有如下优点：

(1)本发明可以直接从炼厂干气中获得聚合级乙烯产品，避免了对下游乙烯装置的依赖，尤其适用于无配套乙烯的炼油企业用于炼厂干气的回收利用。

(2)本发明在分离流程中通过设置了油吸收塔，依靠浅冷油吸收技术的优势，预先脱除了干气中的绝大部分甲烷和氢气等杂质，这样可大幅提高后续脱甲烷单元中脱甲烷塔塔顶气体的冷凝温度，从而将脱甲烷塔顶温度提高到-40℃以上，只需配制一台丙烯制冷机即可满足整个装置的冷量需求，无需再配制复叠制冷系统、多元制冷系统以及冷箱，制冷及换热流程简单，冷量负荷低，节省投资。

(3)为了克服常规浅冷油吸收工艺中，解吸塔塔釜的贫吸收剂中含有部分C3，因C3相对较轻，贫吸收剂在返回吸收塔顶时其内的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，从而避免吸收尾气中C3的损失。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，通过调整油吸收塔的操作压力和操作温度或采用增设塔顶冷凝器和分离罐的方式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釜中甲烷含量，降低了油吸收塔的分离要求，从而降低塔釜再沸器的负荷。

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，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，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的从炼厂干气中分离乙烯的流程示意图。

图2示出了本发明实施例2的从炼厂干气中分离乙烯的流程示意图。

附图标记说明：

1、炼厂干气；2、压缩机；3、净化单元；4、冷却器；5、油吸收塔；6、脱甲烷塔；7、脱丙烷塔；8、乙烯精馏塔；9、吸收尾气；10、富吸收剂；11、聚合级乙烯；12、粗乙烷；13、补充吸收剂；14、贫吸收剂；15、抽出重组分；16、冷凝器；17、分离罐；18、冷凝液相；19、再沸器。

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。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。

下列实施例中涉及的干气均为来自某炼厂催化裂化装置的FCC干气，具体的干气组成如表1所示。

表1

实施例1

采用如图1所示的分离流程图，从炼厂干气中分离乙烯。

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、脱甲烷塔6、脱丙烷塔7、乙烯精馏塔8；其中，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顶部设有补充吸收剂管线，塔顶与燃料管网连接，塔底与脱甲烷塔6连接；脱甲烷塔6塔顶与压缩机2段间连接，塔底与脱丙烷塔7连接；脱丙烷塔7塔顶与乙烯精馏塔8连接，塔底分别与油吸收塔5顶部和界区外连接，乙烯精馏塔8塔顶与压缩机2段间连接，侧线设有聚合级乙烯11采出管线，塔底设有粗乙烷12采出管线。

具体包括以下步骤：

(1)压缩：将压力为0.5MPaG的FCC干气送入压缩机，经过三段压缩处理后压力提高至4MPaG；

(2)净化：增压后的干气送至净化单元内依次进行脱氧、脱碳和干燥；

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

(4)吸收：油吸收塔的理论板数为40，操作压力为3.8MPaG，塔顶温度为6.5℃，塔釜温度为120.9℃。在油吸收塔中，从脱丙烷塔塔釜来的循环吸收剂C4用4℃液相丙烯冷却至6℃后从油吸收塔塔顶喷入，与压缩干气逆流接触，吸收干气中的C2及以上组分。油吸收塔塔顶气体(主要为未被吸收的甲烷、氢气)排入燃料气管网，塔釜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；

(5)脱甲烷：脱甲烷塔的理论板数为22，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为-30℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯冷却，塔釜温度为77.5℃。来自油吸收塔塔釜的富吸收剂依靠压差进入脱甲烷塔中部。脱甲烷塔塔釜物流送至脱丙烷塔，其中，塔釜物流的甲烷为0.02mol％；脱甲烷塔塔顶气体为甲烷和乙烯的混合物，返回至压缩机段间；

(6)脱丙烷：脱丙烷塔的理论板数为58，操作压力为2.5MPaG，塔顶温度为6.6℃，塔釜温度为130.3℃，所用吸收剂为正丁烷。来自脱甲烷塔塔釜的物流送至脱丙烷塔中部，脱丙烷塔塔顶气体送至乙烯精馏塔，塔釜抽出少量重组分送出界区，并补充部分碳四吸收剂来弥补吸收尾气和抽出重组分中损失的碳四吸收剂；剩余物流经取热并用4℃丙烯冷却至6℃后返回油吸收塔顶部循环使用；

(7)乙烯精制：乙烯精馏塔的理论板数为90，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为-29.6℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯作冷剂，塔釜温度为-4℃，塔釜再沸器采用装置内工艺介质加热。来自脱丙烷塔塔顶的物流主要是乙烯、乙烷并含有少量的C3，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔釜采出副产品粗乙烷，塔顶气体同脱甲烷塔塔顶气体一并返回压缩机段间。

得到的各产品组成如表2所示。

表2

由上表2可知，本实施例中，乙烯回收率为99.2％，C3(丙烯+丙烷)回收率为99.9％。

实施例2

采用如图2所示的分离流程图，从炼厂干气中分离乙烯。

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、脱甲烷塔6、脱丙烷塔7、乙烯精馏塔8；其中，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顶部设有补充吸收剂管线、冷凝器16和分离罐17，底部设有再沸器；塔顶依次与冷凝器16和分离罐17连接，分离罐17罐顶与燃料管网连接，罐底与油吸收塔5顶部连接；塔底与脱甲烷塔6连接；脱甲烷塔6塔顶与压缩机2段间连接，塔底与脱丙烷塔7连接；脱丙烷塔7塔顶与乙烯精馏塔8连接，塔底分别与油吸收塔5顶部和界区外连接，乙烯精馏塔8塔顶与压缩机2段间连接，侧线设有聚合级乙烯11采出管线，塔底设有粗乙烷12采出管线。

(1)压缩：将压力为0.5MPaG的FCC干气送入压缩机，经过两段压缩处理后压力提高至3.2MPaG；

(2)净化：增压后的干气送至净化单元内依次进行脱氧、脱碳和干燥；

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

(4)吸收：油吸收塔的理论板数为40，操作压力为3MPaG，塔顶温度为4.8℃，塔釜温度为108.5℃。在油吸收塔中，从脱丙烷塔塔釜来的循环吸收剂C4用4℃液相丙烯冷却至6℃后从油吸收塔塔顶喷入，与压缩干气逆流接触，吸收干气中的C2及以上组分。油吸收塔塔顶气体首先在冷凝器中经-40℃丙烯冷却至-30℃后进入分离罐进行气液分离，分离罐罐顶气体主要为干气中的甲烷和氢气等不凝气，排入燃料气管网，罐顶液体返回油吸收塔，其主要是塔顶气体中夹带的吸收剂；油吸收塔塔釜利用再沸器将富吸收剂内的甲烷含量控制在0.4mol％，然后送至脱甲烷塔；

(5)脱甲烷：脱甲烷塔的理论板数为22，操作压力为2.1MPaG，塔顶温度为-26℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯冷却，塔釜温度为85.2℃。来自油吸收塔塔釜的富吸收剂依靠压差进入脱甲烷塔中部。脱甲烷塔塔釜物流送至脱丙烷塔，其中，塔釜物流的甲烷为0.02mol％；脱甲烷塔塔顶气体为甲烷和乙烯的混合物，返回至压缩机段间；

(6)脱丙烷：脱丙烷塔的理论板数为58，操作压力为2.5MPaG，塔顶温度为7.4℃，塔釜温度为130.9℃，所用吸收剂为正丁烷。来自脱甲烷塔塔釜的物流送至脱丙烷塔中部，脱丙烷塔塔顶气体送至乙烯精馏塔，塔釜抽出少量重组分送出界区，并补充部分碳四吸收剂来弥补吸收尾气和抽出重组分中损失的碳四吸收剂。剩余贫碳四组分经取热并用4℃丙烯冷却至6℃后返回油吸收塔顶部循环使用；

(7)乙烯精制：乙烯精馏塔的理论板数为90，操作压力为1.9MPaG，塔顶温度为-37.5℃，塔顶冷凝器采用-40℃丙烯作冷剂，塔釜温度为-4℃，塔釜再沸器采用装置内工艺介质加热。来自脱丙烷塔塔顶的物流主要是乙烯、乙烷并含有少量的C3，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔釜采出副产品粗乙烷，塔顶气体同脱甲烷塔塔顶气体一并返回压缩机段间。

得到的各产品组成如表3所示。

表3

由上表3可知，本实施例中，乙烯回收率为99.2％，C3(丙烯+丙烷)回收率为99.9％。

由实施例1-2可知，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，实现了从炼厂干气中直接得到聚合级乙烯产品，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 (12)

1.一种从炼厂干气中分离乙烯的方法，其特征在于，该方法包括：

（1）压缩：利用压缩机对炼厂干气升压；

（2）净化：将步骤（1）中升压后的炼厂干气进行净化处理；

（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：吸收剂从油吸收塔顶部进入，吸收炼厂干气中的C2及更重的组分，油吸收塔塔顶气体送至燃料管网或送至氢气回收系统，塔釜物流送至脱甲烷塔；

（5）脱甲烷：来自油吸收塔塔釜的物流进入脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶气体返回压缩机段间或送至界区外，塔釜物流送至脱丙烷塔；

（6）脱丙烷：来自脱甲烷塔塔釜的物流进入脱丙烷塔，脱丙烷塔塔顶气体送至乙烯精馏塔，至少部分塔釜物流返回油吸收塔顶部；

（7）乙烯精制：来自脱丙烷塔塔顶的气体进入乙烯精馏塔，乙烯精馏塔侧线采出聚合级乙烯产品，塔顶气体返回压缩机段间或送至界区外，塔釜采出粗乙烷；

步骤（4）中，所述油吸收塔理论板数为30-50，操作压力为3-5MPaG；所述吸收剂入塔温度为5-20℃；

步骤（6）中，所述脱丙烷塔塔釜物流一部分返回油吸收塔顶部，剩余送至界区外；

其中，步骤（4）中，所述油吸收塔塔顶设置有冷凝器和分离罐，塔釜设置有再沸器；所述油吸收塔塔顶气体经冷凝器冷却后进入分离罐，所述分离罐罐顶气体送至燃料管网或氢气回收系统，罐底液相返回所述油吸收塔顶部；

所述油吸收塔塔顶冷凝器出口温度为-38℃至-10℃。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括：

（8）汽提：压缩机段间冷却下的液体进入汽提塔，汽提塔塔顶气体返回压缩机入口，塔釜物流采出。

3.根据权利要求1或2所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，所述炼厂干气中乙烯含量为10-20mol%。

4.根据权利要求1或2所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（1）中，将炼厂干气升压至3-5MPaG；步骤（3）中，将净化后的气体冷却至5-20℃。

5.根据权利要求1或2所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（4）中，所述油吸收塔操作压力为3.5-4MPaG；所述吸收剂入塔温度为5-10℃。

6.根据权利要求1所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（4）中，所述油吸收塔操作压力为3-3.5MPaG；所述吸收剂入塔温度为5-10℃；塔底再沸器出口温度为100-140℃。

7.根据权利要求1所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（4）中，所述油吸收塔塔顶冷凝器出口温度为-38℃至-28℃。

8.根据权利要求1或2所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（4）中，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。

9.根据权利要求1或2所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法，其中，步骤（5）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℃，所述脱甲烷塔塔釜物流中甲烷的含量小于0.02mol%；

步骤（6）中，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℃，所述脱丙烷塔塔顶气体中C4的含量小于等于0.05mol%；

步骤（7）中，所述乙烯精馏塔的理论板数为80-120，操作压力为1-3MPaG，塔顶温度为-38℃至-20℃。

10.权利要求1-9中任意一项所述的从炼厂干气中分离乙烯的方法采用的装置，其特征在于，该装置包括：压缩机、净化单元、冷却器、油吸收塔、脱甲烷塔、脱丙烷塔、乙烯精馏塔；

其中，压缩机依次与净化单元、冷却器、油吸收塔连接；

油吸收塔塔顶与燃料管网或氢气回收系统连接，塔底与脱甲烷塔连接；所述油吸收塔顶部任选设有补充吸收剂管线；

脱甲烷塔塔顶与压缩机段间或界区外连接，塔底与脱丙烷塔连接；

脱丙烷塔塔顶与乙烯精馏塔连接，塔底与油吸收塔顶部连接；

乙烯精馏塔塔顶与压缩机段间或界区外连接，侧线设有聚合级乙烯采出管线，塔底设有粗乙烷采出管线；

其中，所述油吸收塔顶部设有冷凝器和分离罐，底部设有再沸器；所述油吸收塔塔顶依次与所述冷凝器、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，罐底与所述油吸收塔顶部连接。

11.根据权利要求10所述的装置，其中，所述脱丙烷塔塔底还设有与界区外连接的管线。

12.根据权利要求10所述的装置，其中，所述装置还包括汽提塔，所述汽提塔的入口与压缩机段间连接，所述汽提塔塔顶出口与压缩机入口连接，塔底设有产品采出管线。

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