CN113354501A - 一种组合式吸收法回收催化富气中c1、c2和c3的分离方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,包括下述步骤:S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1~2MPag,再经气体冷却器冷却到35‑45℃进入高压脱丙烷塔,高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后,进入吸收塔;S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂;本发明以丙烯作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂,在提高丙烯、丙烷回收率、乙烷、乙烯回收率的同时,可大大减少低温能量、低温设备和低温材料的使用,解决了现有炼厂催化富气C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。
Description
技术领域
本发明涉及一种C1、C2和C3的分离方法,具体是一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法。
背景技术
炼厂催化富气中含有氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等组分,其中乙烯含量约为5~15mol%,乙烷含量约为4~8mol%,丙烯含量约为15~25mol%,丙烷含量约为2~5mol%。乙烷、丙烷可作为乙烯裂解装置的原料,用于生产乙烯、丙烯;乙烯、丙烯具有较高的经济价值,可作为下游化工装置的原料。
目前炼厂催化富气中乙烯、丙烯分离方法主要有传统的吸收稳定分离方法、深冷分离法、中冷油吸收法、络合分离法、变压吸附法及浅冷油吸收法等,各种方法各具特点。深冷分离法乙烯回收率高,工艺成熟,但投资大,回收稀乙烯能耗较高;络合分离法,对原料中的杂质要求严格,预处理费用较高,且需要特殊的络合剂;变压吸附能耗低,操作简单,但占地面积大,吸收效果较差,乙烯回收率低。
催化富气采用传统的吸收稳定分离方法,分离后的干气中乙烯含量约为30~50mol%,乙烷含量约20~30mol%;液化气中丙烯含量约为45~50mol%,丙烷含量约为5~10mol%。由于乙烯直接回收困难,干气中的乙烯除可作为稀乙烯制乙苯的原料外,一般炼厂均作为炼厂燃料气而不进行回收;液化气中的丙烯需要进一步经气体分馏提纯精制,才能得到聚合级的丙烯。整个分离过程较长,占地面积大,生产成本较高。
中冷油吸收法主要利用催化富气中各组分在吸收剂中的溶解度不同,对气体进行分离。催化富气通过吸收-再吸收的方法先分离出氢气、甲烷等溶解度低的不凝气混合气体,再通过解吸分离出富吸收剂中的C2及C2以上组分。中冷油吸收法投资低、适应性强,但存在乙烯回收率低、吸收剂循环量和损失大、能耗高等缺点,乙烯回收率一般不超过90%。
专利公告号CN101063048A提出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、除杂、干燥、吸收、解吸、冷量回收和粗分等步骤组成。采用液化气作为吸收剂,压力2.5~3.5MPag,吸收温度为-25℃~-35℃,吸收温度较低,设备投资及能耗较高,且乙烯、丙烯产品纯度不高。
专利公告号CN101759516A提出了一种油吸收分离炼厂催化干气的方法,该方案采用含戊烷的碳五馏分作为吸收剂,在主吸收塔中吸收经压缩、冷却后的催化干气中的C2馏分及更重组分,主吸收塔的塔底物流送至解吸塔,解吸塔顶得到回收的C2浓缩气。吸收塔压力约3.5~5.5MPag,吸收塔塔顶温度约35℃~45℃,塔底温度95℃~115℃。解吸塔塔顶温度35℃~45℃,塔底温度145℃~165℃。该方法设有再吸收塔,采用粗汽油作为吸收剂,吸收主吸收塔顶气体中带出的碳五吸收剂,富吸收油进入稳定塔。该方法乙烯回收率较低,约89.2%,吸收塔、解吸塔塔底温度高,能耗相对较高,且再吸收塔塔顶气中仍含有汽油组分。
专利公告号CN101812322A提出了一种采用油吸收分离炼厂催化干气的方法,该方法采用碳四馏分作为吸收剂浅冷吸收,吸收压力3.5~5.5MPag,吸收温度为5~20℃,并采用膨胀机和冷箱回收冷量,膨胀机出口压力1.0~2.5MPag、温度-40~-20℃,该方法可使乙烯回收率达到93%,乙烯损失率同样较高,且其甲烷氢尾气中仍携带有较多碳四及以上组分。
综上所述,现有的从催化富气中回收C2和C3的工艺存在能耗高、设备规模大、投资大、乙烯回收率低及干气不干等问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,以解决上述背景技术中提出的问题。
为实现上述目的,本发明提供如下技术方案:
一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,包括下述步骤:
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1~2MPag,再经气体冷却器冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔,高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后,进入吸收塔;高压脱丙烷塔的塔底液相进入低压脱丙烷塔的中上部,低压脱丙烷塔的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔,低压脱丙烷塔的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离;
S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,所述吸收剂从塔顶进入吸收塔,吸收催化富气中的C2及C2以上组分,吸收塔的塔底物料送至脱乙烷塔;
S3、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔,再吸收塔采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,用于回收吸收塔的塔顶气相带出的C2、C3组分,再吸收塔的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网,再吸收塔的塔底液相送入再解吸塔;
S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相,经泵加压后返回吸收塔,再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔的塔顶;
S5、吸收塔的塔底物料进入脱乙烷塔,脱乙烷塔的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔进一步分离;
脱乙烷塔的塔底C3组分,一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔的塔顶,另一部分进入丙烯精馏塔继续分离;
S6、乙烯精馏塔的塔顶分离得到液相聚合级乙烯,塔底得到高纯度乙烷;
S7、丙烯精馏塔的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯,塔底得到高纯度丙烷。
作为本发明进一步的方案:在步骤S1中,除杂包括胺洗,碱洗,及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯。
作为本发明进一步的方案:在步骤S1中,炼厂催化富气采用3~4段逐级压缩。
作为本发明进一步的方案:所述高压脱丙烷塔的理论塔板15~60层,进料位置5~40层,塔顶压力为1~2MPag,塔顶温度为5~40℃,塔底温度60~95℃;高压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案:所述低压脱丙烷塔的理论塔板15~60层,塔顶压力为0.5~0.8MPag,塔顶温度为5~45℃,塔底温度70~95℃;低压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案:所述再吸收塔的理论塔板15~70层,进料位置5~50层,塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃;再吸收塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案:所述再解吸塔的理论塔板15~60层,进料位置5~45层,塔顶压力为0.6~1MPag,塔顶温度为10~25℃,塔底温度200~230℃。
作为本发明进一步的方案:所述脱乙烷塔的理论塔板20~80层,进料位置10~40层,塔顶压力为2.0~4.0MPag,塔顶温度为-15~10℃;脱乙烷塔的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂,塔底温度60~85℃,脱乙烷塔设有多个中段取热回流。
作为本发明进一步的方案:所述乙烯精馏塔的理论塔板40~100层,进料位置10~80层,塔顶压力为1.9~3MPag,塔顶温度为-30~0℃;乙烯精馏塔的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂,塔底温度-5~15℃。
作为本发明进一步的方案:所述丙烯精馏塔的理论塔板100~280层,进料位置60~180层,塔顶压力为0.8~2MPag,塔顶温度为35~50℃,塔底温度45~65℃。
作为本发明进一步的方案:所述吸收塔的塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃,塔底温度65~85℃,理论塔板20~80层,进料位置10~45层,吸收塔设有多个中段取热回流。
与现有技术相比,本发明的有益效果是:
1、本发明为了解决现有炼厂催化富气中C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低及干气不干等问题,提出了一种组合吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法。该方法以丙烯作为吸收剂、甲苯作为再吸收剂,在提高丙烯、丙烷回收率、乙烷、乙烯回收率的同时,可大大减少低温能量、低温设备和低温材料的使用,解决了现有炼厂催化富气C1、C2、C3分离过程中存在的能耗高、投资大、回收率低和干气不干等问题。
2、本发明以丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,吸收乙烯效果更好,吸收剂用量小。且丙烯或富含丙烯的C3馏分为本装置自产,降低操作成本。
3、本发明以甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,再吸收剂为炼厂自产,降低操作成本。
4、本发明采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,吸收和解吸效果较好,甲烷燃料气夹带的C3组分少,再吸收剂循环量小,干气中重组分夹带量不大于0.2mol%。
5、本发明采用丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,采用甲苯或苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,乙烯、丙烯回收率可达99%以上,同时吸收剂的循环量和跑损量相对较小,装置能耗较低。
6、本发明不使用冷箱等设备,制冷负荷低,大大降低了低温材料和保冷材料的使用,装置投资低。
7、本发明吸收塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔的塔底温度较低,塔底再沸器热源可采用热水、低温位工艺物料余热等,能耗较低。
附图说明
图1为一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法的结构示意图。
图中:1、气体压缩机;2、气体冷却器;3、高压脱丙烷塔;4、低压脱丙烷塔;5、吸收塔;6、再吸收塔;7、再解吸塔;8、脱乙烷塔;9、乙烯精馏塔;10、丙烯精馏塔;11、除杂及干燥设备。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。
请参阅图1,一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,包括下述步骤:
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机1逐级压缩到1~2MPag,再经气体冷却器2冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔3,高压脱丙烷塔3中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过除杂及干燥设备11进一步压缩、冷却、除杂、干燥后,进入吸收塔5;高压脱丙烷塔3的塔底液相进入低压脱丙烷塔4的中上部,低压脱丙烷塔4的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔3,低压脱丙烷塔4的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离;
S2、吸收塔5采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,所述吸收剂从塔顶进入吸收塔5,吸收催化富气中的C2及C2以上组分,吸收塔5的塔底物料送至脱乙烷塔8;
S3、吸收塔5的塔顶气相进入再吸收塔6,再吸收塔6采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,用于回收吸收塔5的塔顶气相带出的C2、C3组分,再吸收塔6的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网,再吸收塔6的塔底液相送入再解吸塔7;
S4、再解吸塔7的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相,经泵加压后返回吸收塔5,再解吸塔7的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔6的塔顶;
S5、吸收塔5的塔底物料进入脱乙烷塔8,脱乙烷塔8的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔9进一步分离;
脱乙烷塔8的塔底C3组分,一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔5的塔顶,另一部分进入丙烯精馏塔10继续分离;
S6、乙烯精馏塔9的塔顶分离得到液相聚合级乙烯,塔底得到高纯度乙烷;
S7、丙烯精馏塔10的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯,塔底得到高纯度丙烷。
其中,在步骤S1中,除杂包括胺洗,碱洗,及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯等。在步骤S1中,炼厂催化富气采用3~4段逐级压缩。
进一步的,所述高压脱丙烷塔3的理论塔板15~60层,进料位置5~40层,塔顶压力为1~2MPag,塔顶温度为5~40℃,塔底温度60~95℃;高压脱丙烷塔3设有多个中段取热回流。
进一步的,所述低压脱丙烷塔4的理论塔板15~60层,塔顶压力为0.5~0.8MPag,塔顶温度为5~45℃,塔底温度70~95℃;低压脱丙烷塔4设有多个中段取热回流。
进一步的,所述再吸收塔6的理论塔板15~70层,进料位置5~50层,塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃;再吸收塔6设有多个中段取热回流。
进一步的,所述再解吸塔7的理论塔板15~60层,进料位置5~45层,塔顶压力为0.6~1MPag,塔顶温度为10~25℃,塔底温度200~230℃。
进一步的,所述脱乙烷塔8的理论塔板20~80层,进料位置10~40层,塔顶压力为2.0~4.0MPag,塔顶温度为-15~10℃;脱乙烷塔8的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂,塔底温度60~85℃,脱乙烷塔8设有多个中段取热回流。
进一步的,所述乙烯精馏塔9的理论塔板40~100层,进料位置10~80层,塔顶压力为1.9~3MPag,塔顶温度为-30~0℃;乙烯精馏塔9的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂,塔底温度-5~15℃。
进一步的,所述丙烯精馏塔10的理论塔板100~280层,进料位置60~180层,塔顶压力为0.8~2MPag,塔顶温度为35~50℃,塔底温度45~65℃。
进一步的,所述吸收塔5的塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃,塔底温度65~85℃,理论塔板20~80层,进料位置10~45层,吸收塔5设有多个中段取热回流。
在本实施例中,采用富含丙烯的C3馏分作为吸收剂、甲苯为再吸收剂,催化富气、吸收剂和再吸收剂的组成如下表所示:
炼厂催化富气自催化装置来,压力0.06MPag,进入气体压缩机1,经三段压缩后将压力提高到1.5MPag。增压后的催化富气经气体冷却器2冷却到30℃左右,进入高压脱丙烷塔3内。高压脱丙烷塔3的理论板数优选为20层,操作压力为1.45MPag,塔顶温度7℃,塔底温度75℃,设多个中段取热回流。
高压脱丙烷塔3的塔底物料送入低压脱丙烷塔4,C3及较轻组分从塔顶出来,经过除杂及干燥、压缩后,将压力提高到3.8MPag,再冷却至15℃后送入吸收塔5。低压脱丙烷塔4的理论板数优选为25层,操作压力为0.6MPag,塔顶温度16℃,塔底温度84℃,设多个中段取热回流。
低压脱丙烷塔4的塔顶液相物料返回高压脱丙烷塔3,塔底物料送出装置继续分离。吸收塔5以富丙烯为吸收剂,从塔顶进入,吸收气体中的C2以上组分。吸收塔5的理论板数优选为55层,操作压力为3.72MPag,塔顶温度18℃,塔底温度70.5℃,设多个中段取热回流。
吸收塔5的塔顶气体进入再吸收塔6,再吸收塔6以甲苯作为再吸收剂,再吸收塔6的塔顶分离得到甲烷燃料气,吸收塔5的塔底物料送至脱乙烷塔8处理。再吸收塔6的理论板数优选为20层,操作压力为3.5MPag,塔顶温度约17.5℃,设多个中段取热回流。
再吸收塔6的塔底产物送入再解吸塔7。再解吸塔7的理论板数优选为20层,操作压力为0.85MPag,塔顶温度约16.5℃,塔底温度219.6℃,再解吸塔7的塔顶分离得到的富含丙烯、丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔5,再解吸塔7的塔底甲苯2作为再吸收剂经换热后循环返回再吸收塔6的塔顶。
脱乙烷塔8的理论板数优选为50层,操作压力为3.5MPag,塔顶温度约1℃,塔底温度81℃,设多个中段取热回流。脱乙烷塔8的塔顶C2组分送至乙烯精馏塔9,分离得到液相聚合级乙烯和高纯度乙烷;脱乙烷塔8的塔底C3组分一部分作为循环吸收剂返回吸收塔5,其余送至丙烯精馏塔10,塔顶测线采出液相聚合级丙烯和高纯度丙烷。
分离后的产品如下表所示:
在本实施例中,乙烯回收率99.48%,乙烷回收率99.87%,丙烯回收率99.68%,丙烷回收率98.73%,甲烷燃料气中重组分夹带量小于0.2mol%。
本发明的工作原理是:本发明中,炼厂催化富气中C2和C3含量约为30~50mol%,其余为氢气、甲烷、水和杂质及C4以上组分等。其中,催化富气的气体产物中,乙烯含量约为10~20mol%,乙烷含量约为3~8mol%,丙烯含量约为15~35mol%,丙烷含量约为2~5mol%。本发明对于吸收剂和再吸收剂有特别的限定,吸收剂为丙烯或富含丙烯的C3馏分,再吸收剂为甲苯、苯、二甲苯或工业已烷等组份。
具体工艺流程为:
来自炼厂的催化富气进入气体压缩机1,经过三级或四级压缩至约1.5MPag,温度约40℃,进入高压脱丙烷塔3,进料位置5~40层。高压脱丙烷塔3塔顶的气相产物经过脱硫、脱碳、脱除其他杂质(加氢脱除氧、乙炔、丙炔、丙二烯等杂质)及干燥后,进入压缩机进一步压缩至3.5~4.5MPag,经过冷媒水冷却至15℃进入吸收塔5;高压脱丙烷塔3塔底液相进入低压脱丙烷塔4,低压脱丙烷塔4塔顶气相经冷凝为液相返回高压脱丙烷塔3,塔底C4+产物进入后续装置处理。
吸收塔5以丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,吸收塔5塔顶的气相产物进入再吸收塔6,吸收塔5塔底的富吸收液进入脱乙烷塔8分离。再吸收塔6采用甲苯作为再吸收剂,吸收由吸收塔5塔顶不凝汽携带来的部分C2、C3组分,再吸收塔6塔顶得到的甲烷氢燃料气(干气)进入炼厂燃料气管网,再吸收塔6塔底产物送入再解吸塔7。
再解吸塔7塔顶分离得到的富含丙烯、丙烷的冷凝液经泵加压后返回吸收塔5,再解吸塔7塔底液相作为再吸收剂循环返回再吸收塔6塔顶。脱乙烷塔8采用0℃或-7℃丙烯作为冷剂,脱乙烷塔8塔顶气相产物经过冷却后进入乙烯精馏塔9,塔底C3组分一部分冷却至15℃作为循环吸收剂返回吸收塔5,另一部分进入丙烯精馏塔10进一步分离。
乙烯精馏塔9采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂,乙烯精馏塔9塔顶得到聚合级乙烯产品,纯度>99.95mol%;塔底得到高纯度乙烷产品,纯度>99.5mol%。丙烯精馏塔10塔顶得到聚合级丙烯产品,纯度>99.6mol%,大部分作为产品送出装置,少量作为补充吸收剂;塔底得到高纯度丙烷,纯度>99mol%,丙烷作为产品送出装置。
上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明,但是本专利并不限于上述实施方式,在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内,还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。
Claims (11)
1.一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,包括下述步骤:
S1、炼厂催化富气经过气体压缩机逐级压缩到1~2MPag,再经气体冷却器冷却到35-45℃进入高压脱丙烷塔,高压脱丙烷塔中含有C3及C3以下组分的的塔顶气相经过进一步压缩、冷却、除杂、干燥后,进入吸收塔;高压脱丙烷塔的塔底液相进入低压脱丙烷塔的中上部,低压脱丙烷塔的塔顶气相经冷凝后返回至高压脱丙烷塔,低压脱丙烷塔的塔底C4+液相送往稳定塔继续分离;
S2、吸收塔采用液相丙烯或富含丙烯的C3馏分作为吸收剂,所述吸收剂从塔顶进入吸收塔,吸收催化富气中的C2及C2以上组分,吸收塔的塔底物料送至脱乙烷塔;
S3、吸收塔的塔顶气相进入再吸收塔,再吸收塔采用液相甲苯、苯、二甲苯、工业己烷作为再吸收剂,用于回收吸收塔的塔顶气相带出的C2、C3组分,再吸收塔的塔顶气体作为干气并入炼厂燃料气管网,再吸收塔的塔底液相送入再解吸塔;
S4、再解吸塔的塔顶气相经冷凝后富含丙烯的液相,经泵加压后返回吸收塔,再解吸塔的塔底液相作为再吸收剂循环返回至再吸收塔的塔顶;
S5、吸收塔的塔底物料进入脱乙烷塔,脱乙烷塔的塔顶得到的乙烷、乙烯混合组分进入乙烯精馏塔进一步分离;
脱乙烷塔的塔底C3组分,一部分作为循环吸收剂加压后返回至吸收塔的塔顶,另一部分进入丙烯精馏塔继续分离;
S6、乙烯精馏塔的塔顶分离得到液相聚合级乙烯,塔底得到高纯度乙烷;
S7、丙烯精馏塔的塔顶或顶部侧线分离得到液相聚合级丙烯,塔底得到高纯度丙烷。
2.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,在步骤S1中,除杂包括胺洗,碱洗,及加氢脱除氧、乙炔、丙炔、和丙二烯。
3.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,在步骤S1中,炼厂催化富气采用3~4段逐级压缩。
4.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述高压脱丙烷塔的理论塔板15~60层,进料位置5~40层,塔顶压力为1~2MPag,塔顶温度为5~40℃,塔底温度60~95℃;高压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
5.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述低压脱丙烷塔的理论塔板15~60层,塔顶压力为0.5~0.8MPag,塔顶温度为5~45℃,塔底温度70~95℃;低压脱丙烷塔设有多个中段取热回流。
6.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述再吸收塔的理论塔板15~70层,进料位置5~50层,塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃;再吸收塔设有多个中段取热回流。
7.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述再解吸塔的理论塔板15~60层,进料位置5~45层,塔顶压力为0.6~1MPag,塔顶温度为10~25℃,塔底温度200~230℃。
8.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述脱乙烷塔的理论塔板20~80层,进料位置10~40层,塔顶压力为2.0~4.0MPag,塔顶温度为-15~10℃;脱乙烷塔的塔顶采用0℃、-7℃或-24℃的丙烯作为冷剂,塔底温度60~85℃,脱乙烷塔设有多个中段取热回流。
9.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述乙烯精馏塔的理论塔板40~100层,进料位置10~80层,塔顶压力为1.9~3MPag,塔顶温度为-30~0℃;乙烯精馏塔的塔顶采用-24℃或-40℃丙烯作为冷剂,塔底温度-5~15℃。
10.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述丙烯精馏塔的理论塔板100~280层,进料位置60~180层,塔顶压力为0.8~2MPag,塔顶温度为35~50℃,塔底温度45~65℃。
11.根据权利要求1所述的一种组合式吸收法回收催化富气中C1、C2和C3的分离方法,其特征在于,所述吸收塔的塔顶压力为3~4.5MPag,塔顶温度为10~35℃,塔底温度65~85℃,理论塔板20~80层,进料位置10~45层,吸收塔设有多个中段取热回流。
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