CN114181738A - 一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法 - Google Patents
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Abstract
一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。本发明采用低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物并耦合精馏分离工艺将其脱除，从根本上实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化，脱后LPG中总硫＜2ppm。
Description
技术领域
本发明涉及液化气脱硫技术领域，更具体地说，是涉及一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法。
背景技术
精制液化气可广泛应用于生产高附加值产品。目前，液化气精制一般采用“胺洗法”脱硫化氢和“碱洗法”脱硫醇相结合，其中“胺洗法”脱硫化氢的工艺较为成熟，而“碱洗法”脱硫醇则是实现液化气深度脱硫的关键。碱洗脱硫醇工段包括液化气预碱洗、抽提脱硫醇、剂碱再生及返抽提油水洗三部分，主要作用是脱除液化气中活性硫化物，避免其对下游深加工设备腐蚀影响，保证产品铜腐及试验合格。碱洗脱硫醇，主要脱除液化气中的硫化氢、甲硫醇、乙硫醇，部分羰基硫等，脱后液化气总硫含量15～20ppm，硫醇含量≤2ppm。
目前报道的液化气脱硫醇工艺，主要包括美国UOP公司开发的Merox工艺是经典的液化气或轻石脑油碱洗脱硫醇技术，已工业应用近60年，被称为第一代碱洗脱硫醇技术。美国MeriChem公司于1974年推出的纤维膜脱硫醇工艺采用纤维膜接触器取代Merox工艺中的抽提塔，并且使用溶剂油反抽提替代二硫化物的重力沉降分离，提高了硫醇脱除效率，被称为第二代碱洗脱硫醇技术。缺点：投资高、对各种介质纯净度要求很高、需为每一种介质设置精密的过滤设施、清洗困难等问题；需间断排放碱液；纤维膜接触器容易堵塞。这两种工艺是世界上主要的液化气脱硫醇工艺，占90％以上，但共同的缺点是对液化气深度脱硫的同时无法避免碱渣的大量排放。
专利CN104194833A是液化气深度脱硫工艺方法的发明专利，工艺包括液化气中的硫化物在硫转移催化剂的作用下转化为高沸点硫化物。专利CN104178218A是液化气和FCC汽油组合脱硫工艺的发明专利，工艺混合料中的轻质含硫化合物在催化剂的作用下转变成高沸点硫化物。专利CN104524938A是涉及一种液化气固定床无碱脱硫脱臭的装置的发明专利，无需配碱液、卸碱渣，无碱渣排放引起的环境污染。专利CN104403688A研究石油液化气深度脱硫精制组合工艺的发明专利。专利CN105176615A是液化气固定床脱硫醇方法的发明专利。以上专利均涉及液化气深度脱硫的研究，分别涉及将硫化物转化为高沸点硫化物、无碱渣等，但均未实现脱后LPG中总硫＜2ppm，可减少LPG深加工装置的脱硫工序，未实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化。
发明内容
有鉴于此，本发明的目的在于提供一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，采用低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物，并耦合精馏分离工艺将其脱除，从根本上实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化，打破了传统的碱洗脱硫醇工艺，从源头上彻底解决了废碱排放及恶臭含硫VOCs排放等环境问题，实现绿色环保，并且通过组合工艺实现超深度脱硫，脱后LPG中总硫＜2ppm，可减少LPG深加工装置的脱硫工序。
本发明提供了一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：
a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；
b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；
c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。
优选的，步骤a)中所述液化气中含有硫化氢、羰基硫、甲硫醇和乙硫醇中的三种以上；所述液化气的总硫＞100ppm。
优选的，步骤a)中所述将液化气与胺液混合脱除硫化氢的过程采用胺液抽提塔，其中液胺可再生；
所述液胺为含量为0.2g/mL～0.25g/mL的乙醇胺溶液。
优选的，步骤a)中所述羰基硫水解的过程采用羰基硫水解塔，操作温度为常温，压力为1MPa～5MPa，进料空速为1h-1～10h-1；
所述羰基硫水解采用的羰基硫水解剂以γ-Al2O3为载体，碱金属和/或碱土金属为活性组分。
优选的，步骤a)中所述硫化氢吸附的过程采用硫化氢吸附塔，操作温度为常温，压力为1MPa～5MPa，进料空速为1h-1～10h-1；
所述硫化氢吸附采用的硫化氢吸附剂以金属氧化物为活性组分。
优选的，步骤b)中所述脱硫醇反应的过程采用临氢反应器；
所述脱硫醇反应采用的硫醇转化剂以γ-Al2O3为载体，过渡金属为活性组分；
所述脱硫醇反应的温度为80℃～300℃，压力为1MPa～5MPa，氢/油体积比为(1～20)：1，体积空速为1h-1～10h-1。
优选的，步骤c)中所述冷却的过程采用冷凝器，冷凝器出口温度控制小于40℃；
所述气液分离的过程采用气液分离罐，温度为常温，压力为1MPa～3MPa。
优选的，步骤c)中所述脱丙烷处理的过程采用脱丙烷塔，压力为1MPa～3MPa，塔顶温度为42℃～50℃，塔底温度为105℃～110℃，回流比为2～4。
优选的，步骤c)中所述脱乙烷处理的过程采用脱乙烷塔，压力为2MPa～3MPa，塔顶温度为45℃～52℃，塔底温度为60℃～70℃；
所述丙烷丙烯分离的过程采用丙烷丙烯塔，压力为2MPa～2.5MPa，塔顶温度为55℃～60℃，回流比为10～15。
优选的，步骤c)中所述脱硫处理的过程采用C4脱硫塔，压力为0.8MPa～1.2MPa，塔顶温度为80℃～90℃，塔底温度为175℃～185℃。
本发明提供了一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。与现有技术相比，本发明提供的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法采用低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物，并耦合精馏分离工艺将其脱除，从根本上实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化，打破了传统的碱洗脱硫醇工艺，从源头上彻底解决了废碱排放及恶臭含硫VOCs排放等环境问题，实现绿色环保，并且通过组合工艺实现超深度脱硫，脱后LPG中总硫＜2ppm，可减少LPG深加工装置的脱硫工序。
附图说明
图1为本发明实施例提供的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法的工艺流程图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例，对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供了一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：
a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；
b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；
c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。
本发明首先将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物。本发明对所述液化气的来源没有特殊限制，采用本领域技术人员熟知的待精制处理的液化气即可；其中含有乙烷、丙烷、丙烯、异丁烷、正丁烷、正丁烯、异丁烯、异戊烷等组分。在本发明中，所述液化气中优选含有硫化氢、羰基硫、甲硫醇和乙硫醇中的三种以上，更优选含有硫化氢、羰基硫、甲硫醇和乙硫醇；所述液化气的总硫优选＞100ppm。
在本发明中，所述将液化气与胺液混合脱除硫化氢的过程优选采用胺液抽提塔，其中液胺可再生。在本发明中，所述液胺优选为含量为0.2g/mL～0.25g/mL的乙醇胺溶液；本发明对其来源没有特殊限制。
在本发明中，所述羰基硫水解的过程优选采用羰基硫水解塔，操作温度为常温，压力优选为1MPa～5MPa，更优选为2MPa～3MPa，进料空速优选为1h-1～10h-1，更优选为2h-1～5h-1。在本发明中，所述羰基硫水解采用的羰基硫水解剂优选以γ-Al2O3为载体，碱金属和/或碱土金属为活性组分，优选乙氧化钾为活性组分。
本发明在进行羰基硫水解前，优选还包括：
将脱除硫化氢后的液化气通过原料缓冲罐，通过液化气泵从塔底进入羰基硫水解塔。
在本发明中，所述硫化氢吸附的过程优选采用硫化氢吸附塔，操作温度为常温，压力优选为1MPa～5MPa，更优选为2MPa～3MPa，进料空速优选为1h-1～10h-1，更优选为2h-1～5h-1。在本发明中，所述硫化氢吸附采用的硫化氢吸附剂优选以金属氧化物为活性组分，所述金属氧化物优选为氧化锌、氧化锰、氧化铜和氧化铁中的一种或多种；该硫化氢吸附塔主要用于脱出羰基硫水解产生的硫化氢。
在本发明中，羰基硫水解后的液化气由羰基硫水解塔的塔顶流出，从塔底进入硫化氢吸附塔。
得到所述处理产物后，本发明将得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物。在本发明中，所述预热的过程优选采用本领域技术人员熟知的预热器，将由硫化氢吸附塔顶部流出的处理产物预热至后续脱硫醇反应的反应温度。
在本发明中，所述脱硫醇反应的过程优选采用临氢反应器，反应原料(处理产物与氢气)由临氢反应器顶部进入。在本发明中，所述脱硫醇反应采用的硫醇转化剂优选以γ-Al2O3为载体，过渡金属为活性组分，优选以Co和Ni为活性组分。
在本发明中，所述脱硫醇反应的温度优选为80℃～300℃，更优选为200℃～250℃，压力优选为1MPa～5MPa，更优选为2MPa～3MPa，氢/油体积比优选为(1～20)：1，更优选为(8～10)：1，体积空速优选为1h-1～10h-1，更优选为4h-1～6h-1。
得到所述反应产物后，本发明将得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。
在本发明中，所述冷却的过程优选采用冷凝器，所述反应产物由临氢反应器底部流出进入冷凝器；冷凝器出口温度优选控制在小于40℃。
在本发明中，所述气液分离的过程优选采用气液分离罐，温度为常温，压力优选为1MPa～3MPa，更优选为2MPa；所述气液分离得到的气相去尾气线进一步处理，液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物。
在本发明中，所述脱丙烷处理的过程优选采用脱丙烷塔，压力优选为1MPa～3MPa，更优选为2MPa，塔顶温度优选为42℃～50℃，塔底温度优选105℃～110℃，更优选为108℃，回流比优选为2～4，更优选为3。
在本发明中，脱丙烷处理得到的气相产物(塔顶出)依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷。
在本发明中，所述脱乙烷处理的过程优选采用脱乙烷塔，压力优选为2MPa～3MPa，更优选为2.5MPa，塔顶温度优选为45℃～52℃，塔底温度优选为60℃～70℃，更优选为64℃；塔顶得到乙烷，塔底液进行后续丙烷丙烯分离。
在本发明中，所述丙烷丙烯分离的过程优选采用丙烷丙烯塔，压力优选为2MPa～2.5MPa，更优选为2.3MPa，塔顶温度优选为55℃～60℃，更优选为58℃，回流比优选为10～15，更优选为13；塔顶得到丙烯，塔底得到丙烷。
在本发明中，脱丙烷处理得到的液相产物(塔底出)经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。在本发明中，所述脱硫处理的过程优选采用C4脱硫塔，采用本领域技术人员熟知的板式塔即可，能够脱除C4中的含硫组分，其压力优选为0.8MPa～1.2MPa，更优选为1MPa，塔顶温度优选为80℃～90℃，更优选为85℃，塔底温度优选为175℃～185℃，更优选为180℃；塔顶得到脱硫后的液化气，经检测，总硫＜2ppm；塔底得到含硫化合物，优选进入后续加氢单元进行处理，可得到硫化氢重复利用。
在此基础上，本发明提供的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法可通过具体工艺单元限定为液化气零碱排放超深度转化脱硫成套工艺，包括：反应单元、气分单元和脱硫单元三部分；采用的具体设备如下：所述的反应单元由胺液抽提塔、羰基硫水解塔、硫化氢吸附塔、预热器、反应器、冷凝器和气液分离罐等设备构成；气分单元由脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烷丙烯塔构成；脱硫单元由C4脱硫塔构成，羰基硫水解塔装有羰基硫水解剂，硫化氢吸附塔装有硫化氢吸附剂，反应器装有硫醇转化剂。
本发明提供了一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。与现有技术相比，本发明提供的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法采用低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物，并耦合精馏分离工艺将其脱除，从根本上实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化，打破了传统的碱洗脱硫醇工艺，从源头上彻底解决了废碱排放及恶臭含硫VOCs排放等环境问题，实现绿色环保，并且通过组合工艺实现超深度脱硫，脱后LPG中总硫＜2ppm，可减少LPG深加工装置的脱硫工序。
为了进一步说明本发明，下面通过以下实施例进行详细说明。本发明以下实施例提供的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法的工艺流程图参见图1所示；其中，1为胺液抽提塔，2为羰基硫水解塔，3为硫化氢吸附塔，4为预热器，5为反应器，6为冷凝器，7为气液分离罐，8为脱丙烷塔，9为C4脱硫塔，10为脱乙烷塔，11为丙烷丙烯塔；羰基硫水解塔2和硫化氢吸附塔3，塔底设有液体进料口，塔顶设有液体出料口，塔顶液相出料口连有预热器4，预热器4出料口连接有反应器5，反应器5出口与冷凝器6进料口相连，冷凝器6出口经气液分离罐7后与脱丙烷塔8相连，脱丙烷塔8上出料口气相依次进脱乙烷塔10，丙烷丙烯塔11，脱丙烷塔8下出料口气相进C4脱硫塔9，C4脱硫塔9上出料口为硫含量小于2ppm的液化气，下出料口为含硫化合物。
所用的原料液化气具体组成和含量参见表1所示。
表1本发明实施例所用典型原料液化气组成
| 组成 | 含量(vol％) |
| 硫化氢 | 20ppm |
| 羰基硫 | 13ppm |
| 乙烷 | 0.07 |
| 丙烷 | 14.69 |
| 丙烯 | 35.23 |
| 异丁烷 | 16.83 |
| 正丁烷 | 8.3 |
| 反丁烯 | 6.62 |
| 正丁烯 | 5.79 |
| 异丁烯 | 7.28 |
| 顺丁烯 | 4.83 |
| 异戊烷 | 0.11 |
| 甲硫醇 | 80ppm |
| 乙硫醇 | 50ppm |
| 总硫 | 162ppm |
实施例
液化气经过20％g/mL胺液抽提塔脱除硫化氢，胺液采用乙醇胺溶液，可再生；胺脱后液化气通过原料缓冲罐，通过液化气泵从塔底进入羰基硫水解塔，羰基硫水解剂采用γ-Al2O3为载体，氧化钾为活性组分，从塔顶流出后进入硫化氢吸附塔底部，硫化氢吸附剂活性组分以氧化铁为主，两塔操作温度为常温，压力为2.0MPa，进料空速为2h-1，硫化氢吸附塔主要脱出羰基硫水解产生的硫化氢；通过上述羰基硫水解剂和硫化氢吸附剂，能脱除原料中携带的羰基硫和硫化氢，脱除率大于99％。
从硫化氢吸附塔顶流出进入预热器，预热到反应温度和氢气混合进入反应器上部；反应器为临氢反应器，硫醇转化剂采用γ-Al2O3为载体，采用过渡金属Co和Ni为活性组分，温度为230℃，压力2.0MPa，氢/油体积比9：1，体积空速5h-1的条件下进行脱硫醇；在上述工艺条件下，可将低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物，硫醇转化率＞98％，烯烃损失率＜1％。
从反应器下部流出的产品，进入冷凝器，冷凝器出口温度控制小于40℃，从冷凝器出口流出后进入产品气液分离罐，进行气液分离；气液分离罐温度为常温，压力2.0MPa，气相去尾气线，从气液分离罐流出的液相产品进入气分单元，分别进入脱丙烷塔，压力2.0MPa，塔顶温度42℃～50℃，塔底温度108℃，回流比3，脱丙烷塔气相进入脱乙烷塔，压力2.5MPa，塔顶温度45℃～52℃，塔底温度64℃，全回流，塔底液进入丙烷丙烯塔，压力2.3MPa，塔顶温度58℃，回流比13，分别得到丙烯(塔顶)和丙烷(塔底)。
从脱丙烷塔流出的液相进入C4脱硫塔，脱除C4中的含硫组分，压力1.0MPa，塔顶温度85℃，塔底温度180℃；从C4脱硫塔上方得到总硫＜2ppm的液化气组分，C4塔下方含硫化合物进入后续加氢单元。
所述净化液化气具体参数参见表2所示。
表2各单元液化气组成变化
由表2可知，与现有工艺相比，本发明提出的低沸点含硫化合物通过定向催化转化为高沸点硫化物，并耦合精馏分离工艺将其脱除；从根本上实现炼厂C3/C4资源脱硫过程的连续化、绿色化；打破了传统的碱洗脱硫醇工艺，从源头上彻底解决了废碱排放及恶臭含硫VOCs排放等环境问题，项目绿色环保；通过组合工艺实现超深度脱硫，脱后LPG中总硫＜2ppm，可减少LPG深加工装置的脱硫工序。
所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。
Claims (10)
1.一种液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，包括以下步骤：
a)将液化气与胺液混合脱除硫化氢后，依次经羰基硫水解和硫化氢吸附，得到处理产物；
b)将步骤a)得到的处理产物预热后，与氢气混合进行脱硫醇反应，得到反应产物；
c)将步骤b)得到的反应产物冷却后，进行气液分离，得到的液相进行脱丙烷处理，分别得到气相产物和液相产物；其中，气相产物依次经脱乙烷处理和丙烷丙烯分离，分别得到乙烷、丙烯和丙烷；液相产物经脱硫处理，分别得到脱硫后的液化气和含硫化合物。
2.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤a)中所述液化气中含有硫化氢、羰基硫、甲硫醇和乙硫醇中的三种以上；所述液化气的总硫＞100ppm。
3.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤a)中所述将液化气与胺液混合脱除硫化氢的过程采用胺液抽提塔，其中液胺可再生；
所述液胺为含量为0.2g/mL～0.25g/mL的乙醇胺溶液。
4.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤a)中所述羰基硫水解的过程采用羰基硫水解塔，操作温度为常温，压力为1MPa～5MPa，进料空速为1h-1～10h-1；
所述羰基硫水解采用的羰基硫水解剂以γ-Al2O3为载体，碱金属和/或碱土金属为活性组分。
5.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤a)中所述硫化氢吸附的过程采用硫化氢吸附塔，操作温度为常温，压力为1MPa～5MPa，进料空速为1h-1～10h-1；
所述硫化氢吸附采用的硫化氢吸附剂以金属氧化物为活性组分。
6.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤b)中所述脱硫醇反应的过程采用临氢反应器；
所述脱硫醇反应采用的硫醇转化剂以γ-Al2O3为载体，过渡金属为活性组分；
所述脱硫醇反应的温度为80℃～300℃，压力为1MPa～5MPa，氢/油体积比为(1～20)：1，体积空速为1h-1～10h-1。
7.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤c)中所述冷却的过程采用冷凝器，冷凝器出口温度控制小于40℃；
所述气液分离的过程采用气液分离罐，温度为常温，压力为1MPa～3MPa。
8.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤c)中所述脱丙烷处理的过程采用脱丙烷塔，压力为1MPa～3MPa，塔顶温度为42℃～50℃，塔底温度为105℃～110℃，回流比为2～4。
9.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤c)中所述脱乙烷处理的过程采用脱乙烷塔，压力为2MPa～3MPa，塔顶温度为45℃～52℃，塔底温度为60℃～70℃；
所述丙烷丙烯分离的过程采用丙烷丙烯塔，压力为2MPa～2.5MPa，塔顶温度为55℃～60℃，回流比为10～15。
10.根据权利要求1所述的液化气零碱排放超深度转化脱硫方法，其特征在于，步骤c)中所述脱硫处理的过程采用C4脱硫塔，压力为0.8MPa～1.2MPa，塔顶温度为80℃～90℃，塔底温度为175℃～185℃。
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| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication | ||
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