CN112920008A - 一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法与装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法与装置，应用于烃类裂解装置配套分离与利用技术领域。工艺：经上游处理的产品经预冷分离后分别进入脱甲烷塔和预脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶气相采出为含乙烯干气，进入下游气相法制乙苯反应器，脱甲烷塔底采出与预脱甲烷塔底采出均进入脱乙烷塔，脱乙烷塔顶采出液相乙烯乙烷气，乙烯乙烷气进入下游液相法制乙苯反应器。两类反应器出口物料通过乙苯分离单元，获得高纯度乙苯产品。与常规的乙烯深冷分离工艺联合纯乙烯液相法制乙苯工艺装置相比，本发明具有投资成本更低、流程相对简单、装置群综合能耗低，抗干扰能力强等优势。

Description

一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法与装置

技术领域

本发明属于烃类裂解装置裂解气产物分离与利用技术领域，涉及一种裂解气模糊分离获得含乙烯干气和乙烯乙烷混合气，并进而制备高纯度乙苯的方法与装置。

背景技术

乙烯是世界上产量最大的化学品之一，是石化行业的重要产品，也是生产三大合成材料所需的基础化工原料。乙烯可与苯反应生成乙苯，乙苯是重要的化工原料，生产工艺主要有气相法与液相法，前者目前多用于加工催化裂化干气，后者对乙烯纯度有较高的要求。乙烯通常由烃类热裂解或催化裂解制得，裂解原料可以是轻烃、加氢石脑油、加氢柴油等。当前生产乙烯的主要方式为热裂解，热裂解温度较高，使得该法存在反应设备投资高、耗能高、易结焦、对原料要求苛刻等劣势。石脑油催化裂解是指在催化剂作用下使烃类裂解生成低碳烯烃的过程，该技术的反应温度低于热裂解，且该技术具有产品分布灵活、结焦少等优势。与热裂解相比，催化裂解气中乙烯含量低，丙烯含量高，若使用常规的乙烯分离流程则能耗较高，且催化裂解气中氧气含量较高，在-80℃以下，氧气会与氮氧化物、烯烃反应生成硝基树脂，硝基树脂存在堵塞管道、自燃或爆炸的风险。在常规的乙烯分离流程中，由于冷箱的存在，增加了设备投资，又使得系统内存在低于-80℃的区域，为避免硝基树脂的生成，需增设价格昂贵的专利催化器和专有设备来脱除裂解气中的氧气，若采用吸收-解吸的方法，生产的干气中丙烯含量较高，不满足生产高纯度乙苯的需求，因此对于下游生产高纯度乙苯的催化裂解气，应选择适宜的分离流程以降低操作与投资费用。

专利CN1273575A公开了一种生产乙烯、乙苯和苯乙烯的联合方法。该专利采用脱甲烷塔顶采出一股富乙烯干气，这股干气被送入乙苯装置，脱甲烷塔顶采出经脱乙烷塔和乙烯精制塔采出一股高纯度乙烯，高纯度乙烯可被用来调节乙苯装置的生产，该专利因需采出乙烯所需能耗较高，该专利虽已控制富乙烯干气中丙烯含量，但富乙烯干气生产的乙苯纯度还不足以满足高纯度乙苯的需求，且该专利多级压缩产生的液相未进入下游低温分离单元，导致部分乙烯与较多丙烯产品损失。

专利CN107417484A公开了一种乙烯生产和乙苯生产的组合工艺及系统。该专利使用乙烯装置生产的高浓度乙烯液相法制取乙苯，该专利采用吸收-解吸法即使用质量分离剂的方式来降低富乙烯气中的丙烯含量，但该方式会受吸收的平衡关系限制，因此富乙烯气中丙烯含量较高，约为1％(mol)，这会造成下游乙苯产品中二甲苯杂质偏高，而乙苯品质偏低会限制乙苯下游产业的选择。

专利CN111320525A公开一种富乙烯催化裂解气的非低温分离工艺。该专利采用急冷塔工艺和吸收-再吸收工艺结合的方法，系统内只需循环冷却水作为冷剂，该发明具有投资低、流程简单的特点，但该工艺生产的产品高浓度乙烯气中丙烯含量高，生成乙苯时二甲苯含量偏高，不满足制备高纯度乙苯的需求。

专利CN111238164A公开一种催化裂解产品气的中冷分离装置与工艺。该专利采用前脱乙烷中冷分离工艺，可获得较高浓度的乙烯气，系统中最低温度为-38℃，无需增设乙烯压缩机与冷箱，设备投资费用较低，但该工艺生产的高浓度乙烯气生成乙苯时二甲苯含量稍偏高，且催化裂解生产的乙烯均进入富乙烯干气中，富乙烯干气中乙烯浓度取决于裂解气组成，装置的抗波动能力较差。

综上，上述分离裂解气生产高浓度乙烯气制乙苯的方法均有各自的不足。

发明内容

为解决上述问题，本发明提出一种烃类裂解气分离与利用的方法与装置。通过该模糊分离工艺，降低低温分离能耗的同时，又避免了冷箱及除氧等相关昂贵设备的投用；生产的含乙烯干气与乙烯乙烷气杂质含量低，分别前往气相法反应器和液相法反应器用于生产高纯度乙苯，且乙烯有两个出口，在满足生产高纯度乙苯的同时，可较为灵活地调节两股产品的比例，装置的抗干扰能力提升。

为避免吸收-解吸方法带来富乙烯气中重组分(丙烯)杂质偏多的问题，本发明通过精馏将含乙烯干气和乙烯乙烷气从裂解气中分离，实现两者丙烯含量的严格控制。为避免深冷分离操作温度低、能耗高、除氧设备投资大的问题，本发明采用顺序分离模糊流程，使得该方案的最低温度在-79℃以上。气相法所制备的乙苯二甲苯含量相对较高，难以满足诸多工艺对于高纯度乙苯的要求，本发明通过对乙烯进行模糊分割，使乙烯拥有含乙烯干气和乙烯乙烷气两个出口，且后者通过液相法生产的乙苯二甲苯含量极低，通过将两种制备方法控制在适当的比例混合则可满足高纯度乙苯要求。本方案整体能耗较低，且整个装置群拥有较好的抗干扰能力。

本发明的技术方案：

一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的装置，包括预脱甲烷塔预冷器1、脱甲烷塔预冷器2、预脱甲烷塔进料罐3、脱甲烷塔进料罐4、预脱甲烷塔5、脱甲烷塔10、脱乙烷塔12、含乙烯干气冷量回收器16、乙烯乙烷气冷量回收器17、气相法乙苯反应器18、液相法乙苯反应器19和乙苯分离单元20；

经上游处理后的气相催化裂解气A进入预脱甲烷塔预冷器1，预脱甲烷塔预冷器1与预脱甲烷塔进料罐3相连通，预脱甲烷塔进料罐3底部的液相与预脱甲烷塔5相连通，预脱甲烷塔进料罐3顶部的气相与脱甲烷塔预冷器2相连通，脱甲烷塔预冷器2与脱甲烷塔进料罐4相连通，脱甲烷塔进料罐4出口的气相与液相均与脱甲烷塔10相连通；经上游处理后的液相催化裂解气B进入预脱甲烷塔5，预脱甲烷塔5顶部的气相与脱甲烷塔10相连通，预脱甲烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与预脱甲烷塔再沸器8入口连通，预脱甲烷塔再沸器8出口与预脱甲烷塔5的下部相连通，另一个液相出口与脱乙烷塔进料水冷器11相连接，脱乙烷塔进料水冷器11与脱乙烷塔12相连通；脱甲烷塔10顶部的气相与脱甲烷塔冷凝器6相连通，脱甲烷塔冷凝器6与脱甲烷塔塔顶回流罐7相连通，脱甲烷塔塔顶回流罐7罐顶气相为含乙烯干气D，其与含乙烯干气冷量回收器16相连通，含乙烯干气冷量回收器16与气相法制乙苯反应器18相连通；脱甲烷塔塔顶回流罐7的液相与脱甲烷塔回流泵相连通，脱甲烷塔回流泵与脱甲烷塔10相连通；脱甲烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与脱甲烷塔再沸器入口连通，脱甲烷塔再沸器出口与脱甲烷塔的下部相连通，另一个液相出口与脱乙烷塔相连通；脱乙烷塔12顶部的气相与脱乙烷塔冷凝器13相连通，脱乙烷塔冷凝器13与脱乙烷塔顶回流罐14相连通，脱乙烷塔顶回流罐14与脱乙烷塔回流泵相连通，自脱乙烷塔回流泵来的一股液相与脱乙烷塔12相连通，另一股液相为乙烯乙烷气E，其与乙烯乙烷气冷量回收器17相连通，乙烯乙烷气冷量回收器17与液相法制乙苯反应器19相连通；脱乙烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与脱乙烷塔再沸器入口连通，脱乙烷塔再沸器出口与脱乙烷塔的下部相连通，另一个液相出口为重组分产品，外送至下游处理单元；气相法制乙苯反应器18与液相法制乙苯反应器19的出口均与乙苯分离单元20相连通，经乙苯分离单元20获得高纯度乙苯产品H。

所述的预脱甲烷塔进料预冷器与预脱甲烷塔进料罐按照需求设置多个，依次串联；所述的干气冷量回收器按照需求设置多个，依次串联；所述的乙烯乙烷冷量回收器按照需求设置多个，依次串联。

一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，用上述装置，步骤如下：

(1)经上游处理后的气相烃类裂解气A进入串联的多个预脱甲烷塔预冷器1和预脱甲烷塔进料罐3进行气液分离，所得的气相与液相分别送入脱甲烷塔10的不同进料板；

(2)经上游处理后的液相催化裂解气B进入预脱甲烷塔5，预脱甲烷塔5塔顶的气相进入脱甲烷塔10，预脱甲烷塔5塔底的液相采出进入脱乙烷塔进料水冷器11；

(3)脱甲烷塔10对C2进行模糊分离，塔顶的气相采出为含乙烯干气，冷却介质为乙烯冷剂，含乙烯干气回收冷量后，进入气相法制乙苯反应器18，反应产物进入乙苯分离单元；

(4)预脱甲烷塔5与脱甲烷塔10的塔底采出均进入脱乙烷塔12，脱乙烷塔对C2和C3进行分离，脱乙烷塔12顶部采出液相的乙烯乙烷气，冷却介质为丙烯冷剂，乙烯乙烷气回收冷量后，进入液相法制乙苯反应器19，反应产物进入乙苯分离单元，经乙苯分离单元分理出高纯度乙苯。

具体工作原理如下：

以图1为例描述本发明提供的烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法与装置，具体如下：

新方法的上游流程与常规乙烯流程基本相同，即烃类原料(C2-C12饱和烷烃与不饱和烯烃)经热裂解或者催化裂解反应得到的裂解气经急冷单元、压缩单元、除杂单元后进入低温分离单元，进入低温分离单元的裂解气压力为2.5-3.5MPaG，裂解气的主要组分为H₂、C1、C2、C3及少量的重组分。

经除杂单元后，裂解气被预冷后分相，液相催化裂解气经液相干燥器干燥后进入预脱甲烷塔，气相催化裂解气经气相干燥器干燥后被继续预冷，预冷后在预脱甲烷塔进料罐中进行分液，分液得到的气相被继续预冷分液，分液得到的两相分别进入脱甲烷塔的不同进料板，预脱甲烷塔进料罐的液相进入预脱甲烷塔，预脱甲烷塔的操作压力设置在2.2～3.2MPaG，其压力设置参考上游产品进料压力，并控制塔釜温度不超过90℃以避免塔底的C4二烯烃自聚，预脱甲烷塔采用汽提塔的形式，设置预脱甲烷塔的目的是降低脱甲烷塔的负荷以降低脱甲烷塔塔顶高品位乙烯冷剂的消耗。预脱甲烷塔顶产品进入脱甲烷塔。脱甲烷塔的压力设置在2.1～3.1MPaG，其压力设置参考上游压力，并控制脱甲烷塔顶部分冷凝温度不低于-79℃，避免增设昂贵的除氧催化剂与除氧设备。脱甲烷塔对C2进行模糊分离，使脱甲烷塔的能耗大幅降低，脱甲烷塔顶采出一股含乙烯干气，干气的指标为乙烯含量高于10％(mol)与丙烯含量低于1ppm(质量)以满足下游生产高纯度乙烯的需求。含乙烯干气进入含乙烯干气冷量回收器，回收冷量至常温后进入干气制乙苯反应器，干气中丙烯含量较低，因此产物中二甲苯含量较低，乙苯反应器反应出口产物进入乙苯分离单元。脱甲烷塔底产品进入脱乙烷塔，预脱甲烷塔塔底产品经水冷至40℃左右进入脱乙烷塔，水冷的目的是降低脱乙烷塔顶冷剂消耗。脱乙烷塔的操作压力为2.35～2.8MPaG，其压力设置目的是控制脱乙烷塔顶温度不超过-14℃，该温度参照的是丙烯制冷压缩机对应级数的制冷温度，并控制脱乙烷塔底温度不超过90℃以避免C4二烯烃自聚。脱乙烷塔对C2/C3进行清晰分割，塔顶采出一股高纯度乙烯乙烷气的液相，乙烯乙烷气的产品指标是丙烯含量低于1ppm，以满足下游制取更高纯度的乙苯需求。液相乙烯乙烷气进入乙烯乙烷气回收冷量至约10℃，再进入液相法制乙苯反应器，该反应器出口二甲苯含量更低，反应出口产物与干气制乙苯反应出口产物进入同一套乙苯分离单元，分离出高纯度乙苯，所获得的乙苯可满足可用于对原料纯度要求较高的下游工艺需求，例如PO/SM生产工艺以制取苯乙烯与环氧丙烷。

附图说明

图1为本发明的烃类裂解气分离及其生产乙苯的工艺流程图。

图中：1预脱甲烷塔预冷器；2脱甲烷塔预冷器；3预脱甲烷塔进料罐；4脱甲烷塔进料罐；5预脱甲烷塔；6脱甲烷塔冷凝器；7脱甲烷塔塔顶回流罐；8预脱甲烷塔再沸器；9脱甲烷塔再沸器；10脱甲烷塔；11脱乙烷塔进料水冷器；12脱乙烷塔；13脱乙烷塔冷凝器；14脱乙烷塔塔顶回流罐；15脱乙烷塔再沸器；16含乙烯干气冷量回收器；17乙烯乙烷气冷量回收器；18气相法制乙苯反应器；19液相法制乙苯反应器；20乙苯分离单元。

具体实施方式

下面将本发明的技术方案进行清楚、完整的描述。显然，所描述的实例仅仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员经过改进或调整的所有的其他实施例，都属于本发明的保护范围。

实施例：

以某烃类催化裂解装置为例，采用本发明所述装置及方法，其中，预脱甲烷塔预冷器、预脱甲烷塔进料罐、脱甲烷预冷器、脱甲烷塔进料罐、含乙烯干气冷量回收器、乙烯乙烷气冷量回收器可按照需求设置多个，本实施例中上述设备均一个，流程见图1。

经上游除杂处理的气相烃类裂解气A与液相烃类裂解气B进入本发明提供的模糊分离单元，A的流量为40.2t/h，温度为10℃，压力为3.32MPaG，B的流量为33.8t/h，温度为10℃，压力为3.32MPaG，组成分别见表1与表2。气相裂解气A进入预脱甲烷塔5或脱甲烷塔10前先经过两次预冷，先在预脱甲烷预冷器1中冷却至-13℃并变成气液两相，冷剂为-17℃丙烯冷剂。-13℃的气液混合物进入预脱甲烷塔进料罐3进行分相，气相进入脱甲烷塔预冷器2，被-41℃的丙烯冷剂冷却至-38℃并变成气液两相，-38℃的气液两相进入脱甲烷塔进料罐4，分相后的气液两相均进入脱甲烷塔10。预脱甲烷塔进料罐3罐底的-13℃液相与液相烃类裂解气B均进入预脱甲烷塔5，预脱甲烷塔5的操作压力为3.02MPaG，预脱甲烷塔5没有设置冷凝器，塔顶气相采出6.2t/h，该气相进入脱甲烷塔10，预脱甲烷塔塔釜温度为51℃，可采用热煤水作为预脱甲烷塔再沸器8的加热介质，预脱甲烷塔底采出产品40.8t/h，进入脱乙烷塔进料水冷器11，将其冷却至40℃，来降低脱乙烷塔冷凝器13的冷剂消耗，自脱乙烷塔进料水冷器11来的液相进入脱乙烷塔。脱甲烷塔10的操作压力设置为3.0MPaG，脱甲烷塔10的塔顶采出气相30.1t/h，在脱甲烷塔冷凝器6中被部分冷凝，温度为-73℃，采用-76℃的乙烯冷剂作为冷却介质，分凝后的气液两相进入脱甲烷塔回流罐7，从罐中采出14.5t/h的液相，经脱甲烷塔顶回流泵升压后返回脱甲烷塔10，从脱甲烷塔回流罐7中采出15.6t/h的不凝气作为含乙烯干气D，其组成见表3，含乙烯干气D进入含乙烯干气冷量回收器12中回收冷量，采用丙烯制冷压缩机内的丙烯冷剂将含乙烯干气回收冷量至32℃，回收冷量后含乙烯干气被送入干气制乙苯反应器18中制备高纯度乙苯，乙苯反应器出口产物F进入乙苯分离单元20得到高纯度的乙苯产品H。脱甲烷塔釜温度为12℃，可用于丙烯制冷压缩机内水冷后丙烯的过冷。脱甲烷塔10采出液相产品17.6t/h，进入脱乙烷塔12，脱乙烷塔12的操作压力设置为2.53MPaG,塔顶气相采出72.9t/h，在脱乙烷塔冷凝器13中冷至-12.5℃全凝，采用-17℃的丙烯冷剂作为冷却介质，-12.5℃的液相进入脱乙烷塔顶回流罐，再经脱乙烷塔顶回流泵增压至4.1MPaG后分为两股，一股作为回流直接返回脱乙烷塔12，其流量为54.4t/h，另一股作为乙烯乙烷气E采出，其流量为18.5t/h，乙烯乙烷气E的组成见表4，乙烯乙烷气E去往乙烯乙烷气冷量回收器17回收冷量至6℃，使用丙烯制冷压缩机内的丙烯冷剂作为冷量回收介质，冷量回收后乙烯乙烷气进入液相法制乙苯反应器19制取更高纯度的乙苯，反应出口产品G中二甲苯含量较低，液相法乙苯反应器出口G与干气制乙苯反应器出口F均进入乙苯分离单元20中，分离出高纯度乙苯H。脱乙烷塔12的塔釜温度为73℃，可使用凝液或热煤水作为加热介质。脱乙烷塔底采出40.0t/h，进入下游单元。

表1烃类催化裂解气A

组分	质量流量/kg/h	质量分数	摩尔分数
				H<sub>2</sub>	633.3	1.58％	17.89％
O<sub>2</sub>	13.0	323PPM	231PPM
				N<sub>2</sub>	491.7	1.22％	1.00％
CO	52.2	0.13％	0.11％
				CH<sub>4</sub>	8351.3	20.78％	29.64％
C<sub>2</sub>H<sub>4</sub>	12274.4	30.55％	24.91％
				C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	4293.1	10.68％	8.13％
C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	10895.3	27.11％	14.74％
				C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	1294.3	3.22％	1.67％
C4组分	1783.3	4.63％	1.87％
				C5及以上	21.3	531PPM	170PPM

表2烃类催化裂解气B

组分	质量流量/kg/h	质量分数	摩尔分数
				H<sub>2</sub>	14.2	0.042％	0.81％
O<sub>2</sub>	1.0	30PPM	36PPM
				N<sub>2</sub>	22.3	658PPM	911PPM
CO	2.9	85PPM	117PPM
				CH<sub>4</sub>	1000.3	2.96％	7.15％
C<sub>2</sub>H<sub>4</sub>	4659.0	13.78％	19.03％
				C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	2272.7	6.72％	8.66％
C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	15468.0	45.74％	42.13％
				C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	2118.5	6.27％	5.51％
C4组分	7997.6	23.65％	16.20％
				C5及以上	254.3	0.75％	0.41％

表3含乙烯干气产品组成

组分	质量流量/kg/h	质量分数	摩尔分数
				H<sub>2</sub>	647.4	4.15％	29.12％
O<sub>2</sub>	14.0	897PPM	397PPM
				N<sub>2</sub>	514.0	3.29％	1.66％
CO	55.1	0.35％	0.18％
				CH<sub>4</sub>	9348.0	59.92％	52.82％
C<sub>2</sub>H<sub>4</sub>	4800.4	30.77％	15.5％
				C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	220.8	1.42％	0.67％
C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	0.005	0.3ppm	0.1ppm
				C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	0	5ppb	1ppb

表4乙烯乙烷气产品组成

组分	质量流量/kg/h	质量分数	摩尔分数
				H<sub>2</sub>	0	0	0
O<sub>2</sub>	0	0	0
				N<sub>2</sub>	0	0	0
CO	0	0	0
				CH<sub>4</sub>	3.6	197ppm	353ppm
C<sub>2</sub>H<sub>4</sub>	12132.0	65.70％	67.23％
				C<sub>2</sub>H<sub>6</sub>	6327.8	34.27％	32.72％
C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	0.02	1ppm	0.7ppm
				C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	0	2ppb	1ppb

表5实施例中各塔关键工艺参数

项目	预脱甲烷塔	脱甲烷塔	脱乙烷塔
				塔压/MPaG	3.02	3.0	2.53
质量回流比	/	0.93	2.95
				塔顶温度/℃	-1.9	-72.6	-12.5
塔底温度/℃	50.7	12.3	72.9
				塔顶冷凝器负荷/kW	/	1788	5874
塔底再沸器负荷/kW	1983	1181	6572

本实施例中，烃类催化裂解气通过模糊分离的方法，在中冷条件下分离得含乙烯干气与乙烯乙烷气，两产品中丙烯含量均低于1ppm，均作为下游制高纯度乙苯的原料，可避免吸收-解吸流程带来的富乙烯气中丙烯含量过高，从而影响下游制备高纯度乙苯的问题，且乙烯有含乙烯干气和乙烯乙烷气两个出口，使得装置拥有较好的抗干扰能力，在以生产高纯度乙苯为下游的催化裂解装置中，此装置群的综合能耗较低。并通过工艺优化，该装置与常规乙烯流程相比：1)可取消冷箱、除氧反应器与除氧催化剂等高投资的设备；2)冷区制冷能耗可降低46％左右；3)装置群拥有较好的抗干扰能力；4)所生产的高纯度乙苯其二甲苯含量小于100ppm。

Claims (10)

1.一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的装置，其特征在于，该烃类裂解气分离及其生产乙苯的装置包括预脱甲烷塔预冷器、脱甲烷塔预冷器、预脱甲烷塔进料罐、脱甲烷塔进料罐、预脱甲烷塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、含乙烯干气冷量回收器、乙烯乙烷气冷量回收器、气相法乙苯反应器、液相法乙苯反应器和乙苯分离单元；

经上游处理后的气相催化裂解气A进入预脱甲烷塔预冷器，预脱甲烷塔预冷器与预脱甲烷塔进料罐相连通，预脱甲烷塔进料罐底部的液相与预脱甲烷塔相连通，预脱甲烷塔进料罐顶部的气相与脱甲烷塔预冷器相连通，脱甲烷塔预冷器与脱甲烷塔进料罐相连通，脱甲烷塔进料罐出口的气相与液相均与脱甲烷塔相连通；经上游处理后的液相催化裂解气B进入预脱甲烷塔，预脱甲烷塔顶部的气相与脱甲烷塔相连通，预脱甲烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与预脱甲烷塔再沸器入口连通，预脱甲烷塔再沸器出口与预脱甲烷塔的下部相连通，另一个液相出口与脱乙烷塔进料水冷器相连接，脱乙烷塔进料水冷器与脱乙烷塔相连通；脱甲烷塔顶部的气相与脱甲烷塔冷凝器相连通，脱甲烷塔冷凝器与脱甲烷塔塔顶回流罐相连通，脱甲烷塔塔顶回流罐罐顶气相为含乙烯干气D，其与含乙烯干气冷量回收器相连通，含乙烯干气冷量回收器与气相法制乙苯反应器相连通，脱甲烷塔塔顶回流罐的液相与脱甲烷塔回流泵相连通，脱甲烷塔回流泵与脱甲烷塔相连通；脱甲烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与脱甲烷塔再沸器入口连通，脱甲烷塔再沸器出口与脱甲烷塔的下部相连通，另一个液相出口与脱乙烷塔相连通；脱乙烷塔顶部的气相与脱乙烷塔冷凝器相连通，脱乙烷塔冷凝器与脱乙烷塔顶回流罐相连通，脱乙烷塔顶回流罐与脱乙烷塔回流泵相连通，自脱乙烷塔回流泵来的一股液相与脱乙烷塔相连通，另一股液相为乙烯乙烷气E，其与乙烯乙烷气冷量回收器相连通，乙烯乙烷气冷量回收器与液相法制乙苯反应器相连通；脱乙烷塔底部有两个液相出口，一个液相出口与脱乙烷塔再沸器入口连通，脱乙烷塔再沸器出口与脱乙烷塔的下部相连通，另一个液相出口为重组分产品，外送至下游处理单元；气相法制乙苯反应器与液相法制乙苯反应器的出口均与乙苯分离单元相连通，经乙苯分离单元获得高纯度乙苯产品H。

2.根据权利要求1所述的烃类裂解气分离及其生产乙苯的装置，其特征在于，所述的预脱甲烷塔进料预冷器与预脱甲烷塔进料罐按照需求设置多个，依次串联；所述的干气冷量回收器按照需求设置多个，依次串联；所述的乙烯乙烷冷量回收器按照需求设置多个，依次串联。

3.一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，用权利要求1或2所述的烃类裂解气分离及其生产乙苯的装置，其特征在于，步骤如下：

(1)经上游处理后的气相烃类裂解气A进入串联的多个预脱甲烷塔预冷器和预脱甲烷塔进料罐进行气液分离，所得的气相与液相分别送入脱甲烷塔的不同进料板；

(2)经上游处理后的液相催化裂解气B进入预脱甲烷塔，预脱甲烷塔塔顶的气相进入脱甲烷塔，预脱甲烷塔塔底的液相采出进入脱乙烷塔进料水冷器；

(3)脱甲烷塔对C2进行模糊分离，塔顶的气相采出为含乙烯干气，冷却介质为乙烯冷剂，含乙烯干气回收冷量后，进入气相法制乙苯反应器，反应产物进入乙苯分离单元；

(4)预脱甲烷塔与脱甲烷塔的塔底采出均进入脱乙烷塔，脱乙烷塔对C2和C3进行分离，脱乙烷塔顶部采出液相的乙烯乙烷气，冷却介质为丙烯冷剂，乙烯乙烷气回收冷量后，进入液相法制乙苯反应器，反应产物进入乙苯分离单元，经乙苯分离单元分理出高纯度乙苯。

4.根据权利要求3所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，所述预脱甲烷塔的处理方法：理论板数在15～25，操作压力设置为2.2～3.2MPaG，其压力设置参照上游压力，塔釜温度不超过90℃，塔底产品中甲烷含量低于500ppm。

5.根据权利要求3或4所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，所述脱甲烷塔的处理方法：理论板数在30～50，压力设置为2.1～3.1MPaG，其压力参照上游进料压力，塔顶温度不低于-79℃，塔顶采用乙烯冷剂，塔顶采出富乙烯气中丙烯含量低于1ppm，塔底产品中甲烷含量低于500ppm。

6.根据权利要求3或4所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，所述脱乙烷塔的处理方法：理论板数在30～50，操作压力设置为2.35～2.8MPaG，塔顶温度不低于-14℃，塔顶采用丙烯冷剂，塔釜温度不高于90℃，塔底产品中乙烯含量不高于20ppm。

7.根据权利要求5所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，所述脱乙烷塔的处理方法：理论板数在30～50，操作压力设置为2.35～2.8MPaG，塔顶温度不低于-14℃，塔顶采用丙烯冷剂，塔釜温度不高于90℃，塔底产品中乙烯含量不高于20ppm。

8.根据权利要求3、4或7所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，含乙烯干气与乙烯乙烷气中所含乙烯之比的范围为1:4～3:1，含乙烯干气中所含乙烯的浓度范围为13％～30％，乙烯乙烷气中所含乙烯的浓度范围为55％～70％。

9.根据权利要求5所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，含乙烯干气与乙烯乙烷气中所含乙烯之比的范围为1:4～3:1，含乙烯干气中所含乙烯的浓度范围为13％～30％，乙烯乙烷气中所含乙烯的浓度范围为55％～70％。

10.根据权利要求6所述的一种烃类裂解气分离及其生产乙苯的方法，其特征在于，含乙烯干气与乙烯乙烷气中所含乙烯之比的范围为1:4～3:1，含乙烯干气中所含乙烯的浓度范围为13％～30％，乙烯乙烷气中所含乙烯的浓度范围为55％～70％。

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