CN112374959B - 一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法 - Google Patents

一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法 Download PDF

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Abstract

本发明专利属于催化干气的分离回收技术领域，尤其涉及催化干气中乙烯和乙烷的分离方法，催化干气经过变压吸附分离、单乙醇胺或二乙醇胺吸收分离、常温脱硫化物、脱砷汞、脱氮氧化合物、碱吸收和精馏分离技术分离乙烯和乙烷，并得到高收率高纯度的乙烯和乙烷，其中乙烯的杂质CO≤1.0ml/m3、CO2≤5.0ml/m3、H2≤1.0ml/m3、O2≤1.0ml/m3、S≤1.0mg/m3、H2O≤5.0ml/m3、CH4+C2H6≤500ml/m3。

Description

一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法
技术领域
本发明属于催化干气分离回收技术领域，尤其涉及一种分离回收催化干气中乙烯和乙烷的方法。
背景技术
通常催化干气中有～13％的乙烯和～13％的乙烷，随着催化装置的工艺调整，催化干气中乙烯和乙烷的含量在一定范围变化，乙烯和乙烷都是乙烯的生产原料，具有高回收价值。
目前回收催化干气中乙烯和乙烷的工业化技术有深冷分离、油吸收、膜分离、变压吸附等工艺，深冷分离技术利用沸点差异将乙烯和乙烷分离，得到的乙烯产品和乙烷产品纯度高，但深冷分离技术适用大规模的催化干气回收，否则能耗很高。膜分离利用催化干气各组分的在膜中的扩散性能的差异而分离,但是膜对烃类与甲烷的分离差,且受硫及其它杂质的影响较大。变压吸附分离技术利用吸附剂对干气组分吸附性能的差异进行分离，在常温和干气压力下吸附，常温条件下抽空解吸，回收工艺的能耗主要是真空泵的电耗及其冷却水的消耗，所以能耗特别低，对吸附剂进行改性处理后,能耐硫砷等杂质,但是变压吸附法得到是乙烯和乙烷的混合气。
对于小规模的催化干气，采用深冷分离和变压吸附法各自优势耦合分离乙烯和乙烷，得到高纯度的乙烯和乙烷是一种经济可行的方法。
催化干气中有二氧化碳、硫化物特别是硫化氢、氮氧化物、氧、水、砷、汞等杂质，二氧化碳和水在低温装置中堵塞管道，氮氧化物与氧生成的三氧化二氮和四氧化二氮，在-80℃下与双烯烃反应生成树胶状硝化物，受温度影响时会迅速分解燃烧爆炸，因此必须脱氮氧化物后才能进低温单元。催化干气中硫化氢腐蚀管道设备、其它硫化物会影响乙烯后续使用时催化剂的活性,因此高纯乙烯产品要求总硫S≤1.0mg/m3。催化干气中砷使加氢催化剂永久失活，汞在低温设备聚集损坏设备，也会降低加氢催化剂活性。因此需要对催化干气中这些杂质做净化脱除。
中国专利ZL00113109.5“从含有烃类的混合气中分离回收乙烯、乙烷、丙烯和氢气的方法”，公开了一种依次通过吸收、变温吸附、变压吸附和深冷分离结合从含有烃类的混合气中分离得到乙烯、乙烷、丙烯和氢气的方法。在变压吸附前设置吸收单元脱除混合气中酸性气体，使CO2净化精度达到1.0ml/m3，而对除H2S外的其它硫化物特别使硫醇硫醚是无法达到1.0ml/m3的净化精度。在变压吸附前设置变温吸附单元脱除混合气中C5重烃到1.0ml/m3，增加了回收能耗，未提及催化干气中砷汞氮氧化物等杂质的净化。
中国专利ZL201410220969.X“高收率高纯度的催化裂化干气清晰分离精制方法及装置”，公开了催化裂化干气依次经加压、净化单元、通过第一变压吸附塔和第二变压吸附塔分离、再加压后进膜分离、膜分离后的非渗透汽进入深冷分离系统得到甲烷、乙烯、乙烷、丙烯。该专利催化裂化干气需要首先经压缩机提高压力至0.7～1.2MPa，再进行加氢还原反应器脱除硫醇与羰基硫等方法净化催化裂化干气，避免造成后续变压吸附剂、膜组件等中毒情况发生；第一变压吸附单元的富乙烯干气和第二变压吸附的部分解吸气混合又需加压至1.0～3.5MPa，再进膜分离单元，该工艺需经2次压缩机加压，操作压力较高；专利中变压吸附单元的吸附剂和膜件受硫化物及其它杂质影响中毒失效，所以催化裂化干气在变压吸附前先进行净化处理，增加了净化单元规模和费用，净化单元包括：常规的加氢脱氧反应器脱氧、加氢还原反应器脱硫醇和羰基硫，通常需要给催化裂化干气增加温度以供加氢反应需要，同时未提及催化裂化干气中可能存在的硫醚处理方式；催化干气中的砷和汞采用分子筛脱除；氧和氮氧化物分别设置加氢反应器脱除。但从本技术领域来看，该专利的净化方法和工艺流程会存着操作能耗很高、且使用操作条件苛刻的技术问题。
中国专利ZL201210042148.2“回收利用炼厂催化干气中乙烯和氢气生产乙烯丙烯共聚物的方法”公开了一种将催化干气经脱硫、脱碳、脱氧、脱砷、脱重烃、干燥和有沸石分子筛、络合铜系、银系类等烯烃专用吸附剂的变压吸附工艺回收利用炼厂催化干气中乙烯和氢气生产乙烯丙烯共聚物的方法。由于专利中变压吸附的特殊吸附剂工艺，所以在变压吸附前需进行脱硫、脱碳、干燥预净化工序，以免后工序吸附剂等中毒。变压吸附温度50～200℃，优选80～150℃，得到乙烯含量大于85％，但工艺能耗高。
从以上分析，现在常有技术大多都存在工艺流程繁杂和能耗高的技术问题。为了降低分离催化干气中乙烯和乙烷的能耗，简化工艺，因此亟需发明一种低能耗和工艺简单的方法。
发明内容
为了解决以上技术问题，本发明中提供一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，工艺简化，分离催化干气中乙烯和乙烷的能耗低，生产成本低。
解决以上技术问题的一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，其特征在于：所述催化干气在气液分离后依次经变压吸附单元、压缩单元、净化单元和低温精馏单元而分离乙烯和乙烷，即可。
变压吸附单元脱除催化干气中大部分氢氧氮甲烷，浓缩碳二以上的烃类组分得到富乙烯气，压缩单元将富乙烯浓缩气加压，净化单元脱除二氧化碳、硫化物、砷汞、氮氧化物和水，净化气进入低温精馏单元分离乙烯和乙烷，获得纯度大于 99.9％的乙烯、纯度大于98％的乙烷。
所述原料气为催化干气，压力0.3～1.0MPag。利用原料气本身压力值，不再加压。
本发明中催化干气利用常规的气液分离器分离液态物质后直接进入变压吸附单元吸附，简化了工艺流程，取消了变温吸附单元的再生能耗；减少了催化干气的压缩，利用催化干气的压力直接吸附分离，取消了催化干气的压缩能耗。
优化方案中，所述变压吸附单元经由吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压步骤组成，吸附温度为25～40℃。利用原料气自身温度，能耗低。
变压吸附单元由5个或5个以上吸附器构成，吸附器内充填了吸附剂。吸附器下部得到富乙烯浓缩气去压缩单元，顶部得到的富氢甲烷气可做燃料或提氢原料，吸附温度25～40℃,其操作步骤为吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压步骤。
吸附剂对重烃具有较好的吸附和解吸性能，保证吸附剂长周期使用，从而取消了脱除催化干气中C5等重烃的变温吸附单元，减少能耗。
所述压缩单元将富乙烯浓缩气加压至0.8～2.0MPag。富乙烯浓缩气压缩机将变压吸附得到的富乙烯浓缩气增压。
整个工艺中仅变压吸附的富乙烯浓缩气需要加压，且压力只有0.8～2.0MPag，压缩能耗低。
进一步优化方案中，所述净化单元依次由胺吸收、精脱硫、脱砷汞、脱氮氧化物、碱吸收和干燥步骤串联组成。富甲烷气体从脱甲烷塔输出，混烃从脱碳三搭下部输出，高纯乙烯从分离乙烯乙烷塔顶端部输出，乙烷从分离乙烯乙烷塔下部输出。
所述精脱硫步骤和脱砷汞步骤中操作温度为常温。用常温，能耗低。
脱氮氧化合物单元有温度，温度为100℃～300℃。
净化单元里增加了精脱硫步骤，该步骤采用脱硫剂在常温下脱除硫醇和硫醚等硫化物，使乙烯浓缩气中总硫≤1.0mg/m3，无脱硫能耗；脱砷汞步骤，采用脱砷汞剂在常温下脱除，无能耗。除了干燥剂外的所有净化剂都无需再生，到使用寿命期后直接更换，操作简单。
所述胺吸收步骤为单乙醇胺或二乙醇胺吸收工序，采用单乙醇胺或二乙醇胺液吸收粗脱乙烯浓缩气中二氧化碳及硫化氢。
所述精脱硫步骤为脱硫剂常温下精脱硫醇和硫醚等硫化物，使总硫≤1.0 mg/m3。
所述脱砷汞工序，采用脱珅汞剂常温下脱除砷汞，使砷≤5.0μg/Kg，汞≤1.0 μg/Kg。
所述净化单元的脱氮氧化物工序，采用催化剂催化脱除富乙烯浓缩气中氮氧化物，使氮氧化物的净化精度含量≤10.0μl/m3，催化剂为贵金属催化剂。
所述碱吸收步骤，为采用氢氧化钠溶液吸收精脱，进一步脱除乙烯浓缩气中二氧化碳等酸性杂质，使二氧化碳至≤1ml/m3，避免乙烯提纯单元二氧化碳形成干冰堵塞管道。
所述干燥步骤，为采用变温吸附法吸附脱除乙烯浓缩气中水，使水≤1.0ml/m3，避免水在乙烯提纯单元堵塞管道。
净化单元为几种净化方法的耦合，几种方法耦合一起达到脱除各种形态氮氧化物目的，增加脱氮氧化物单元可以提高氮化物的脱除精度。
优化方案中，本发明中所述低温精馏单元为干燥后气体依次经过制冷系统、脱碳三塔、脱甲烷塔和分离乙烯乙烷塔后分离乙烯和乙烷。
所述低温精馏单元包含1个制冷系统和3个精馏塔串联，采用混合制冷剂循环制冷工艺分离乙烯和乙烷，纯度大于99.9％的乙烯、纯度大于98％的乙烷。
本发明中催化干气经过气液分离、变压吸附分离技术、单乙醇胺或二乙醇胺吸收、常温脱硫化物、脱砷汞、脱氮氧化合物、氢氧化钠吸收、干燥和低温精馏分离技术分离乙烯和乙烷，得到高纯度的乙烯和乙烷，其中乙烯的杂质CO≤ 1.0ml/m3、CO2≤5.0ml/m3、H2≤1.0ml/m3、O2≤1.0ml/m3、S≤1.0mg/m3、H2O≤ 5.0ml/m3、CH4+C2H6≤500.0ml/m3。工艺简单，相比常规技术能耗大大降低，生产成本低。
附图说明
下面结合附图及具体实施方式对本发明做更进一步详细说明：
图1、图2和图3为本发明中工艺结构示意图
图4为本发明中变压吸附结构示意图
其中图中标识为：
1.气液分离器，2.变压吸附单元，3.压缩机，4.胺吸收塔，5.精脱硫塔，6. 脱砷汞塔，7.脱氮氧化物塔，8.碱吸收塔，9.干燥塔，10.脱碳三塔，11.脱甲烷塔，12.分离乙烯乙烷塔，13.净化单元，14.管道，15.吸附器，16.程控阀， 17.保温层，18.压力表，19.调节阀，20.富氢甲烷气输出管，21.半产品气输出管，22.真空泵，23.原料输入管，24.制冷系统
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进行进一步说明，其中制冷系统、气液分离器、吸附器、压缩机等装置结构为常规结构：
实施例1
本发明中催化干气在气液分离后依次经变压吸附单元、压缩单元、净化单元和低温精馏单元而分离乙烯和乙烷，即可。具体步骤如下：
(1)气液分离：利用常规的气液分离器分离液态物质。
(2)变压吸附浓缩单元：压力0.3MPag的催化干气从变压吸附单元的吸附塔底部进入，经吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压等步骤后，从吸附塔的顶部得到富含氢、氧、氮、一氧化碳、甲烷的气体，去做燃料或提氢的原料，从吸附塔的下部得到富乙烯浓缩气，去富乙烯压缩机；吸附温度为25℃。
(3)压缩：从变压吸附单元来的富乙烯浓缩气经压缩机加压至0.8MPag。
(4)净化单元：从压缩机来的富乙烯浓缩气在净化单元依次经各工序净化脱除其中的杂质。
单乙醇胺或二乙醇胺吸收工序：乙烯浓缩气从胺吸收塔的下部进入，单乙醇胺或二乙醇胺液从胺吸收塔的上部进入，两股物流逆向充分接触后，脱除乙烯浓缩气中大部分二氧化碳及硫化氢，然后去精脱硫工序。
精脱硫工序：乙烯浓缩气经胺吸收工序进入精脱硫工序，利用精脱硫剂在常温下脱除硫醇硫醚等硫化物，使硫化物小于等于1.0mg/m3。
脱砷汞工序，采用脱珅汞剂常温下脱除砷汞，使砷≤5.0μg/Kg，汞≤1.0μg/Kg。脱氮氧化物工序，采用催化剂加氢脱除富乙烯浓缩气中氮氧化物，使其含量≤ 10.0μl/m3。
碱吸收工序：乙烯浓缩气在吸收塔内与氢氧化钠溶液逆向接触，通过氢氧化钠吸收，脱除二氧化碳至1.0ml/m3。
干燥工序：乙烯浓缩气在干燥工序采用变温吸附法脱除其中水，使水的含量低于1.0ml/m3。
除了干燥剂外的所有净化剂都无需再生，到使用寿命期后直接更换，操作简单。
(5)低温精馏单元：该单元采用CH4、C2H4、C3H6混合做制冷剂，制冷剂在制冷系统中循环使用，乙烯浓缩气冷却后，进入脱丙烷塔，精馏后塔釜得到混烃，塔顶物流进入脱甲烷塔，在脱甲烷塔中，脱除氢氧甲烷组分，富甲烷气从塔顶抽出。脱甲烷塔釜液进入分离乙烯乙烷塔，经过精馏，在塔顶得到高纯乙烯，塔釜得到高纯乙烷。
系统装置相应结构如下：
设有气液分离机构、变压吸附机构、压缩机构、净化机构与低温精馏机构，气液分离机构与变压吸附机构连接，变压吸附机构与压缩机构连接，压缩机构与净化机构连接，净化机构与低温精馏机构连接；各个机构之间通过管道连接成一体。
其中气液分离机构为气液分离器；变压吸附机构由5个或5个以上吸附器并列连结成一体而成，每个吸附器内设有吸附剂。吸附器下部得到富乙烯浓缩气去压缩单元，顶部得到的富氢甲烷气可做燃料或提氢原料。压缩机构为富乙烯浓缩气压缩机。
净化机构设有胺吸收塔、精脱硫塔、脱砷塔、脱氮氧化物塔、碱吸收塔和干燥塔，胺吸收塔与精脱硫塔连接，精脱硫塔与脱砷汞塔连接，脱砷汞塔与脱氮氧化物塔连接，脱氮氧化物塔与碱吸收塔下部连接，碱吸收塔顶端部与干燥塔连接，胺吸收塔与压缩机构连接；各个塔之间通过管道连接成一体。
压缩机与胺吸收塔下部连接，胺吸收塔顶端部与精脱硫塔连接。
低温精馏机构设有制冷系统、脱碳三塔、脱甲烷塔和分离乙烯乙烷塔，制冷系统与脱碳三塔连接，脱碳三塔顶端部和脱甲烷塔连接，脱甲烷塔和分离乙烯乙烷塔连接，干燥塔与制冷系统连接。富甲烷气体从脱甲烷塔输出，混烃从脱碳三塔下部输出，高纯乙烯从分离乙烯乙烷塔顶端部输出，乙烷从分离乙烯乙烷塔下部输出。
低温精馏单元中采用混合制冷剂循环制冷工艺，为常规技术。其它所用设备为常规设备，市场上可以购买。
步骤(2)中变压吸附单元设有变压吸附机构、富氢甲烷气输出管、半产品输出管，变压吸附机构设有5个剂以上吸附塔、程序控制阀、压力表和真空泵，吸附塔之间并联连接，每个吸附塔上下两端分别设有程序控制阀，富氢甲烷输出管通过程序控制阀与吸附塔顶端连接；真空泵一端通过程序控制阀与吸附塔底端连接，另一端与富乙烯浓缩半产品气输出管连接；压力表设在吸附塔顶端与程序控制阀之间。压缩机的入口通过管道和真空泵的出口连接，富氢甲烷气通过吸附塔上出口连接的程控阀和管道排出装置，吸附塔的下出口通过管道和程序控制阀与真空泵连接，真空泵抽出浓缩的气体经半产品压缩机压缩后输出至净化机构；所有单元之间通过管道连接；其中变压机构吸附塔的工作状态和气体走向由程控阀控制。吸附塔外表面上设有保温层。富氢甲烷气输出管与程序控制阀之间还设有调节阀。
变压吸附机构由5个或5个以上吸附塔组成一个连续运转系统，各吸附塔并联连接。吸附塔内充填吸附剂，每个吸附塔依次经历吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压等步骤。具体步骤如下：
(1)吸附
经气液分离的催化干气经管道和程控阀自下而上的送入吸附塔内进行吸附，吸附塔内的吸附剂对干气中碳二以上组分进行吸附，未被吸附的富氢甲烷气自吸附塔顶部排出吸附塔去燃料气管网或提氢装置。当吸附完成后，关闭催化干气进入的程控阀，中止催化干气进入吸附塔、停止吸附。
(2)置换：开启置换程控阀，将部分富乙烯浓缩气返回吸附塔置换吸附床层，以提高塔内碳二以上组分浓度，置换完成后关闭置换程控阀。
(3)压力均衡降：
开启压力均衡降压程控阀，使完成了吸附步骤的吸附塔内的气体顺着吸附方向通过压力均衡升压程控阀进入刚完成抽空步骤的吸附塔，直至2个吸附塔的压力一致，这样降低了已完成吸附的吸附塔内压力，回收了吸附塔空间的乙烯乙烷。
(4)逆放：开启逆放程控阀，吸附塔的压力继续降低至接近大气压力，吸附床层降压的解吸气作为富乙烯浓缩气从吸附塔的下部排出，逆放步骤完成后，关闭逆放程控阀。
(5)抽真空：
利用真空泵对接近常压的吸附塔进一步降低吸附床层的压力，抽空气作为富乙烯浓缩气流出吸附塔，此步骤床层真空度达到-0.085MPa。
(6)压力均衡升
用处于压力均衡降步骤的吸附塔顶部流出的富氢甲烷气对完成抽空步骤的吸附塔进行升压至两个吸附塔压力一致。
(7)最终升压
压力均衡升步骤完成后，用富氢甲烷气对吸附塔继续进行升压，压力升至接近吸附压力，准备下次吸附。
每个吸附塔都将经历相同的步骤，时序上相互错开，以保证分离过程连续进行。
实施例2
其它内容如实施例1，其中压力1.0MPag的催化干气从变压吸附单元的吸附塔底部进入，变压吸附浓缩单元中吸附温度为40℃，压缩步骤中从变压吸附单元来的富乙烯浓缩气经压缩机加压至2.0MPag。
实施例3
其它内容如实施例1，其中压力0.5MPag的催化干气从变压吸附单元的吸附塔底部进入，变压吸附浓缩单元中吸附温度为30℃，压缩步骤中从变压吸附单元来的富乙烯浓缩气经压缩机加压至1MPag。
实施例4
其它内容如实施例1，其中压力0.8MPag的催化干气从变压吸附单元的吸附塔底部进入，变压吸附浓缩单元中吸附温度为35℃，压缩步骤中从变压吸附单元来的富乙烯浓缩气经压缩机加压至1.5MPag。
实施例5
催化干气16000Nm3/h，组成如表1所示，压力0.7MPag，温度40℃。
表1催化干气组成(v％)
(1)变压吸附浓缩单元
气液分离器分离液态物质后，16000Nm3/h催化干气以压力0.7MPag、温度 40℃的工况进入变压吸附单元，8个吸附塔分别经历吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压等步骤，吸附塔内的吸附剂吸附乙烯乙烷等C2以上组分烃，绝大部分的氢氧氮一氧化碳甲烷和少量的乙烷等组分从吸附塔的顶部排出吸附塔去燃料气管网或提氢装置，吸附床层降压的解吸气作为富乙烯浓缩气从吸附塔的下部排出，进入压缩机。
(2)压缩单元
变压吸附单元的富烃浓缩气经压缩机压缩加压至1.7MPa，分离凝液后进入净化单元。
(3)净化单元
单乙醇胺或二乙醇胺吸收工序：
压缩机来的富乙烯浓缩气从胺吸收塔的下部进入，单乙醇胺或二乙醇胺液从胺吸收塔的上部进入，两股物流逆向充分接触后，脱除乙烯浓缩气中大部分二氧化碳及硫化氢等酸性物质，然后去精脱硫工序。
精脱硫工序：
富乙烯浓缩气进入精脱硫工序，利用精脱硫剂在常温下脱除硫醇硫醚等硫化物，使硫化物小于等于1.0mg/m3。
脱砷汞工序：
富乙烯浓缩气经精脱硫工序进入脱砷汞工序，利用脱砷汞剂在常温下脱除砷和汞，使砷≤5.0μg/Kg，汞≤1.0μg/Kg。
脱氮氧化物工序：
富乙烯浓缩气经脱砷汞工序进入脱氮氧化物工序，利用催化剂加氢脱除富烃浓缩气中氮氧化物，使其含量≤10.0μl/m3。
碱吸收工序：
富乙烯浓缩气吸收塔内与氢氧化钠溶液逆向接触，通过碱吸收，再经水洗涤，脱除二氧化碳至1.0ml/m3。
干燥工序：
富乙烯浓缩气在干燥工序采用变温吸附法脱除其中水，干燥器有2个，通过吸附再生连续循环操作使富乙烯浓缩气中水的含量≤1.0ml/m3。
(4)低温精馏单元
该单元采用CH4、C2H4、C3H6混合做制冷剂，制冷剂在制冷系统中循环使用。乙烯浓缩气冷却后，进入脱丙烷塔，精馏后塔釜得到混烃，塔顶物流进入脱甲烷塔，在脱甲烷塔中，脱除氢氧甲烷组分，富甲烷气从塔顶抽出。脱甲烷塔釜液进入分离乙烯乙烷塔，经过精馏，在塔顶得到如表2所示的高纯乙烯。塔釜得到纯度大于98％的乙烷。低温为-230℃--170℃。
表2乙烯产品气规格(v％)
CH4 CO CO2 C2H6 C2H4 S mg/m3 H20 ml/m3 As,μg/Kg Hg,μg/Kg NOx ml/m3
0.026 0.0002 0.0005 0.0161 99.957 ≤1.0 ＜1.0 ＜5.0 ＜1.0 ＜10
本发明中方法在能耗上，与中国专利ZL00113109.5“从含有烃类的混合气中分离回收乙烯、乙烷、丙烯和氢气的方法”等已公开的专利比较，由于①对原料催化干气无需加压；②对变压吸附单元后的富乙烯浓缩气加压的压力低；③净化单元只处理富乙烯浓缩气，气量少；④脱硫和脱砷汞单元操作温度是常温，所以能耗大大降低。
本发明中方法得到高纯度乙烯和乙烷同时，生产线简单，成本低，整体操作过程中操作压力低，温度低，使能耗大在降低，大大提高生产效益。
以上显示和描述了本发明的基本原理和主要特征以及本发明的优点，上述实施例和说明书所描述的只是说明本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下，本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都将落入要求保护的本发明范围内。本发明要求保护的范围由所附的权利要求书及其等效物界定。

Claims (4)

1.一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，其特征在于：催化干气利用常规的气液分离器分离液态物质后直接进入变压吸附单元吸附，所述催化干气在气液分离后依次经变压吸附单元、压缩单元、净化单元和低温精馏单元而分离乙烯和乙烷；所述变压吸附单元经由吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压步骤组成；所述净化单元依次由胺吸收、精脱硫、脱砷汞、脱氮氧化物、碱吸收和干燥步骤串联组成；低温精馏单元为干燥后气体依次经过制冷系统、脱碳三塔、脱甲烷塔和分离乙烯乙烷塔后分离乙烯和乙烷；所述变压吸附单元经由吸附、置换、压力均衡降、逆放、抽空和升压步骤组成，吸附温度为25～40℃；所述精脱硫步骤和脱砷汞步骤中操作温度为常温；所述乙烯杂质CO≤1.0ml/m3、CO2≤5.0ml/m3、H2≤1.0ml/m3、O2≤1.0ml/m3 、S≤1.0mg/m3、 H2O≤5.0ml/m3、CH4 +C2H6≤500ml/m3；所述催化干气的压力0.3～1.0MPag。
2.根据权利要求1所述的一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，其特征在于：所述的变压吸附分离单元有5个及以上吸附器。
3.根据权利要求1所述的一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，其特征在于：所述压缩单元将富乙烯浓缩气加压至0.8～2.0 MPag。
4.根据权利要求1所述的一种分离催化干气中乙烯和乙烷的方法，其特征在于：所述低温精馏单元包含3个精馏塔串联，采用混合制冷剂循环制冷工艺分离乙烯和乙烷，得到纯度大于99.9%的乙烯、纯度大于98%的乙烷。
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