CN1154829C - 精馏的回流脱乙烷塔 - Google Patents

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Abstract

本发明是以脱乙烷和C2分离联合的分馏步骤进行乙烯和乙烷分离的一种改进。在脱乙烷塔液体或蒸气侧馏出物(202)上方的精馏段增加理论级数(C200A)。按本发明从塔顶物流得到包括脱乙烷塔进料中最多30%的乙烯的聚合级乙烯产物。改变回收率或精馏附加级数可做到在乙烯纯度相同时回收率低或在乙烯纯度较低时回收率较高。在实施本发明中，可使脱乙烷塔和下游C2分离塔(C201)的塔顶冷凝器总冷用量下降。

Description

精馏的回流脱乙烷塔
这是1995年10月24日提交的在先专利申请序号60/005,825的部分继续申请。
本发明涉及轻烃的分馏，本发明尤其涉及脱乙烷作用。
发明背景
本发明涉及脱乙烷作用和为回收烯烃的裂解气乙烯/乙烷分离分馏步骤。为正确理解用于分离裂解气其它组分中烯烃的分馏体系的技术领域，在此引用“Ethylene from NGL feedstocks-part 3 FlowScheme Comparison”(K.Ng等，Hydrocarbon processing，Dec.1983，99-103页)论文作为参考，它叙述了用于分馏体系中第一分馏步骤的三个最典型方案。对在NGL进料的裂解气分馏中的前置脱甲烷塔、脱乙烷塔和脱丙烷塔的优点进行了评估。根据当时对论文所做的假设，发现前置脱乙烷塔是分馏体系中最可取的。
“Ethylene from NGL feedstocks-part 4 Low pressure C2Splitter”(H.Z.Kister等，Hydrocarbon processing，Jan.1984)论文叙述了在从裂解气分离烯烃中所需要的乙烯/乙烷精馏塔(“C2分离塔”)的优化方法。该低压C2分离塔对提高塔的热泵(beatpumping)潜能是优选的，并且其中提供了乙烯制冷的开式回路，以满足该分馏体系中其它制冷需求。热泵在本领域中是指：将塔顶物流压缩达到足够高的温度，以便为塔的再沸器提供热量，之后使从再沸器出来的冷却的压缩物流膨胀达到足够低的温度，以便为塔提供回流。对于乙烯而言，塔的压力必须足够低才能利用热泵，而在较高的压力下是不可能的。因此，对于沸点彼此较接近的乙烯和乙烷的分离，为了减少所需的昂贵的公用工程，C2分离塔一直是众多研究的重点。
现将与本发明相关的现有技术的其它情况叙述如下。
美国专利2,327,643论述了一种双塔双压分馏方法，其中选择塔压力适应第二塔冷凝后的塔顶物流的汽化，对第一塔塔顶物流起间接提供部分冷凝功率的作用。将汽化后的第二塔蒸气再次压缩并加到第一塔底对第一塔提供再沸功率。
美国专利4,285,708论述了一种单独脱乙烷的双塔方法，利用了分离进料的概念。将脱乙烷的气态进料物流分离开来，使其部分在汽提塔中冷凝和汽提。汽提塔顶蒸气被部分冷凝和进到脱乙烷塔精馏段。由于采用了上游汽提塔，使脱乙烷塔的汽提功率和精馏段的直径显著减小。
美国专利4,436,540论述了一种回收裂解气中烯烃的全分馏体系，对热解炉流出物的气体部分仅使用低压精馏塔。对精馏塔的液体部分则在高压回流与汽提塔中进行进一步分馏而完成分离。通过泵循环流的部分中间冷凝和来自若干高压塔的液体物流为精馏塔提供精馏用功。
美国专利4,720,293论述了一种对烯烃分馏体系的脱甲烷塔进行进料调控的方法。该分馏体系的第一分离塔是脱甲烷塔，其进料在分凝器中经处理以回收乙烯。塔100叙述了一种适合脱除塔顶乙烯产物中残留氢的巴氏杀菌段(pasteurizing section)。
美国专利4,900,347叙述了一种被组合到烯烃回收物流脱甲烷中的多分凝体系。在三个分凝器中的多次精馏产生三种塔底液体物流，这三种塔底液体物流被加到二个回流脱甲烷塔中。进料气的分凝后部分被加到第二脱甲烷塔中。第一脱甲烷塔的塔顶产物也被加到第二脱甲烷塔中。第二脱甲烷塔的塔底产物是一种相对纯的乙烯物流。
美国专利5,035,732叙述了一种与美国专利4,900,347类同的体系，但其中第二脱甲烷塔是在低压下操作。
美国专利5,253,479叙述了形成一种符合产品规格的乙烯液体物流作为脱甲烷塔的塔底产物，其中一部分乙烯物流在吸收塔中用作一种吸收贫液，加到吸收塔底的气体进料是部分冷凝裂解气的气体部分，它至少包括氢、甲烷、乙烯和乙烷。吸收液乙烯和它捕获的组分被加到脱乙烷塔中，该塔顶蒸气流全被加到脱甲烷塔中。该专利方法显著的缺点是其中花费相当动力冷凝下来的乙烯必须在脱乙烯器中气化，而在脱甲烷塔中又再被冷凝。
在“Temperature-Heat Diagrams for Complex Columns，2.Underwood′s Method for Side Strippcrs and Enrichers”(N.A.Carlberg等，Ind.Eng.Chem.Res.，第28卷，1379-1386页，1989)论文中，叙述了复合塔的优缺点。第1385页上作者说：“所问的问题是如何对复合塔与序列单塔消耗动力进行对比。回答是复合塔的能量效率比序列单塔的更高，但其温度范围较大。基本上，对第一定律而言复合塔更有利，而对第二定律而言却不太有利。因此，如果有合适的温度驱动力，复合塔是有利的；反之，从动力角度讲单塔更有利”。文章中提出一个计算复合塔最小回流的方法，即有1个或多个侧汽提器或富集器的复合塔。在该文中，侧汽提器或富集器的操作定义是：从塔中抽出侧馏分蒸气或液体并将包括第二塔中产生的液体或蒸气物流送回同一级的装置。侧汽提或富集必须使其原始组分已被富集或汽提的一部分抽出物流返回分馏塔。
从上显而易见，对于降低脱甲烷塔、脱乙烷塔-C2分离塔组合的综合冷凝功率，还没有开发出简化和相对廉价的方法。本发明的目的是实现这种改进。
发明概述
本发明涉及部分分馏体系，其中分离裂解气中或与其它来源的轻质烃如烃流化催化裂化的气体产物的混合物中的乙烯。具体讲，本发明涉及在分馏塔中处理裂解气的脱甲烷物流的方法，其提供C2和C3+组分的分离(下文称为“脱乙烷塔”)，以及乙烯/乙烷分馏塔(下文称为“C2分离塔”)。本发明提供在处理脱甲烷裂解气物流中，与现有技术脱乙烷-C2分离塔方法相比简化和降低冷凝负荷的方法。原则上，本发明适用于脱乙烷塔和乙烯/乙烷分馏塔的组合，其中使来自第一塔的塔顶产物流在第二塔下游“分离”或分馏，从而得到目的产物。
本发明的一个要求是增加现有技术脱乙烷塔精馏段的理论级数，其中理论级数原是按仅对重组分实行乙烷及乙烯最少分离而设计的。这样，作为脱乙烷塔的塔顶产品，从增加的级获得了优选至少产品规格纯度的乙烯。当然，根据需要的处理要求，可以得到乙烯纯度较低的塔顶物流。包含乙烯和乙烷混合物的先有技术脱乙烷塔塔顶产品物流在C2分离塔中分离，而现在在增加到精馏段的级以下作为侧物流抽出。
相当令人惊异地发现：(1)从较重组分中分离乙烯和乙烷的脱乙烷塔，其在乙烯/乙烷抽出位置之上具有增加的精馏级，产生一种塔顶产品物流，使该物流的乙烯纯度和/或回收率可在很宽范围变化，(2)脱乙烷塔塔顶冷凝器的冷用量(制冷)基本相同，与在塔顶产品物流中乙烯纯度或乙烯回收率无关。为得到这种惊人的结果，必须从脱乙烷塔精馏段中抽出侧馏分，其包括很大部分精馏段的塔进料组分。不使此侧馏分物流返回脱乙烷塔，这与现有技术中的部分返回侧馏分的方法截然不同。对于侧富集器侧馏分物流的这种部分返回或全返回，是Carlberg等人的上述文章所指出和叙述过的，或是在精馏段部分或全部中间冷凝工艺中已众所周知的。
对于下面的具体实例，尽管优选的是借助本发明侧馏分可抽出基本上脱乙烷塔进料中全部乙烷和约70％乙烯，以便从脱乙烷塔塔顶产品物流中获得聚合级的乙烯产品，但这样的描述并不是对本发明关于从脱乙烷塔塔顶产物流中回收聚合级乙烯的限制。在C2分离塔中对来自本发明脱乙烷塔的侧馏分物流的后续分馏要求较小直径的塔，并且与现有技术中对来自传统脱乙烷塔的进料进行操作的C2分离塔相比，塔顶冷凝器的冷凝功率也显著降低。因此，脱乙烷塔和C2分离塔的塔顶冷凝器总冷凝功率也大大下降。
为达到本发明目的对脱乙烷塔增加精馏级，将控制脱乙烷塔顶产品的乙烯纯度。以下图示说明，在脱乙烷塔的塔顶产品物流中可以得到任何所需纯度的乙烯(99.9％摩尔或以下)，同时通过改变脱乙烷塔的级数，或改变塔顶产品中回收的乙烯量，可以实现最佳的与装置和动力费用相关的费用节约。通常，增加侧物流之上的级数将提高塔顶物流的乙烯纯度。虽然在下面叙述中列举了本发明的具体实例，但本发明其它非常有利的做法，以及根据一定环境下装置和动力费用的比较对费用节约进行最优化，对于本领域专业人员而言将会是显而易见的。
对侧馏分进行附加分馏，优选在热泵C2低压分离器中进行，以分离侧馏分物流中的乙烯与乙烷，尽管通过引入本发明获得的较低投资和冷用费用可以有利地改进任何现有技术的乙烯/乙烷分馏体系。还优选的是处理源于如丙烷、丁烷或石脑油等进料的裂解气。
当侧馏分中乙烯抽出率高达塔进料中乙烯的70％(摩尔)时，发现在侧馏分抽出级以上的精馏段应加约43块实际塔板或约30个理论级，以使脱乙烷塔塔顶产生含约99.9％(摩尔)乙烯的聚合级乙烯物流。将在脱乙烷塔精馏段中本发明侧馏分抽出级与脱乙烷塔顶冷凝器之间的级此后称为脱乙烷塔的“附加精馏段”。
如上所述，附加精馏段优选产生一种塔顶物流，其包括聚合级(或按要求较低纯度的)乙烯产品，其量等于或少于脱乙烷塔进料中乙烯的约1/3，尽管可回收任何部分的所述进料乙烯。本发明中脱乙烷塔回流冷凝器功率在下述整个操作范围相对恒定。
对于下述的具体例子，可以得到一种塔顶产品物流，其含脱乙烷塔进料中约60％以下的纯度约98％摩尔的乙烯。在此为了分析分馏，其中所述精馏段塔板效率约为70％，因此所述级指的是理论级，而所谓塔板指的是实际筛板。
根据本发明公开，本领域专业人员会很清楚的是，采用附加精馏级与乙烯/乙烷的分馏(C2分离塔)的组合，降低了脱乙烷的总制冷动力消耗，而优于现有技术的脱乙烷与C2分离的组合。相对于传统双塔脱乙烷塔-C2分离塔的设置，在以下描述的优选的实施方案中，其中聚合级乙烯作为脱乙烷塔的塔顶物流产出，本发明的脱乙烷和C2分离的总冷凝器负荷可以降低最高约24％。对本发明的进一步优化可以得到对装置费用和冷用量的更多节约。
总之，从脱乙烷塔抽出侧馏分而不使侧馏分物流任何部分返回脱乙烷塔的方法，对侧馏分物流的组分产生了一种回流物流，此物流包含来自抽出级以上级的液流。此回流是通过对离开抽出级的蒸气物流进行精馏，并从离开抽出级的蒸气中脱除大部分乙烯后将其送回抽出级而完成的。因此，本发明方法今后也称为“精馏的回流脱乙烷塔”。精馏的回流使脱乙烷塔塔顶产品达到所需乙烯纯度(乙烯与乙烷分离)，并获得脱乙烷塔进料所希望的乙烯/乙烷回收率(从丙烯和重组分(“C3+”)中分离乙烯/乙烷)。应当理解，这种结合的回流，即精馏的回流，达到了惊人的效果，它没有进一步增大脱乙烷塔塔顶冷凝器的冷用量，而优于其中未获得较纯乙烯物流的现有技术操作。
在本发明的其它实施方案中，可将现有技术脱乙烷塔按本发明转化成(“改造成”或“改装成”)精馏的回流脱乙烷塔。按本发明改造或初步设计脱乙烷塔包括对塔增加精馏段级(附加精馏段)，或安装单独的塔，在其中实行精馏的回流方法，以得到高纯度乙烯产品或得到所要求的较低乙烯纯度的产品。
现有技术的分馏系统设计中，已经发展了相似的概念，用于从较重的组分分离丙烯和丙烷，以及从较重产品物流中分离丁烯和丁烷。因此，从概念上讲，本发明适合这样的分离，其中：(1)将包含至少两种产品组分的塔顶产品物流，在第一塔中作为塔顶产品进行分离；和(2)在第二塔中，对所述塔顶产品物流的至少两种组分进行分离，以形成两种产品物流。
附图的简述
图1是与热泵C2分离塔组合的现有技术脱乙烷塔流程图。
图2是表示本发明将附加精馏段加到图1脱乙烷塔上与图1所示热泵C2分离塔组合的流程图。
图3是脱乙烷塔回收的乙烯与本发明精馏后的回流脱乙烷塔塔顶产品中达到三种希望的乙烯纯度所需实际塔板数的关系图。
图4是组分乙烯及乙烷(图上标号为1或“C2′s”)和丙烯、丙烷和丁烷(图上标号为2或“C3′s+”)图。是将两组的相对蒸气组成对按图1所述现有技术脱乙烷塔操作的实际塔板数作图。x轴上标注的“冷凝器”表示塔顶，x轴上标注的“再沸器”表示塔底。
图5是组分乙烯和乙烷(图上标号为1或“C2′s”)和丙烯、丙烷和丁烷(图上标号为2或“C3′s”)的图。是将两组的相对蒸气组成对按图2所述的现有技术脱乙烷塔操作的实际塔板数作图。x轴上标注的“冷凝器”表示塔顶，x轴上标注的“再沸器”表示塔底。
发明详述
对从进料级到侧馏分抽出级的脱乙烷塔段，本发明操作与现有技术脱乙烷塔的类似，其中侧馏分物流被抽出并在C2分离塔中进一步分馏，回收乙烷中的乙烯，并从其上级将回流物流提供给该侧馏分抽出级。本发明在侧馏分抽出级之上建立了附加精馏段，其压力基本上与其余脱乙烷塔的相同，其中与无附加精馏段的脱乙烷塔相比，进行乙烷中乙烯的精馏并没有明显增加塔顶冷凝器的冷用量。下面将对现有技术的具有热泵C2低压分离塔的脱乙烷塔与本发明的具有热泵C2低压分离塔的脱乙烷塔进行对比。
现有技术的脱乙烷塔
图1是现技术的方法，包括塔C100和C101。塔C100是具有精馏和汽提段的分馏塔(“脱乙烷塔”)，用于从丙烯和较重的组分分离乙烯和乙烷的混合物。塔C101是低压、热泵分馏塔(“C2分离塔”)，用于分离乙烯和乙烷。热交换器E100是再沸器，用于加热塔C100的低段，优选使用急冷水。热交换器E101冷却和冷凝来自脱乙烷塔C100的塔顶蒸汽，优选用丙烯作为致冷剂。图1中其他装置是：E102(脱乙烷塔顶产物部分蒸发器，优选回到脱甲烷塔进料冷却)、E103(C2分离塔热泵再沸器)、E104(C2分离塔热回收再沸器、优选冷却脱甲烷塔进料)、E105(冷箱交换器，优选回收工艺物流冷却、E106(乙烯致冷负荷，优选脱甲烷塔进料冷却)、E107(乙烷循环蒸发器)、E108(乙烯致冷剂冷凝器，丙烯致冷剂)和E109(乙烯致冷剂冷却器，丙烯致冷剂)，和S100/S101级(乙烯制冷剂开式回路压缩机级，其中S101代表两个压缩级)。在此叙述S102级(未在图1上表示)是为了表明在丙烯制冷剂压缩机中对压缩机马力比较节省，该压缩机供交换器E108和E1 09对乙烯制冷回路进行冷却。
图1的工艺物流包括物流100(上和下位，即蒸气和液体，脱甲烷裂解气的物流)、101(脱乙烷塔底物流)、102(脱乙烷塔顶产物)、103(C2分离塔塔底产物)和104(来自C2分离塔的顶级蒸气物流)。物流105是来自乙烯制冷开式回路中最低压力级罐的蒸气，其包括上述压缩机级S100和S200，热交换器E109、E107、E108和E106。物流106取自第一压缩机级S100的排出物流，用于热泵C2分离塔C101，在C2分离塔的再沸器E103中冷凝，然后作为回流的一部分提供给C2分离塔。图1的其他工艺物流是：107(来自乙烯制冷开式回路的最高压力级罐蒸气)、108(低温冷却的乙烯制冷剂回路冷凝液，用于C2分离塔回流)、109(乙烷循环，即C2分离塔的净塔底产物)和110(来自C2分离塔的净乙烯产物)。表1列出该实例的物流组成，比率和条件。
来自脱甲烷塔的物流100，分上部蒸气及下部液体，按对其被送入上级和下级的规定，进料到塔C100中的进料级段。在此，该进料段也称为进料级。塔C100包括28块实际塔板，其中物流100进入塔板11和12(按照惯例，塔100的塔顶塔板为塔板1，塔底塔板为塔板28)。如上所述，级指理论级，塔板指实际筛板塔板。这里为了对详细实例进行塔分析，假设精馏段塔板效率约70％和汽提段塔板效率约为60％。
冷凝器交换器E101和再沸器交换器E100分别对塔C100供给冷、回流和热、再沸的动力。在塔顶产品物流102中C3′s的相对量和在塔底物流101中C2′s相对量表明了这些组份分离的工业希望水平。对于本发明用于对比的实例，这种分离程度一般均可以重复，但并不是对本发明的特别限定。作为物流组份的轻烃的相对量视产生裂解气的进料来源而定，可在很宽范围内变化。
对于在约240psia(磅/平方英寸(绝))下操作的塔C100，交换器E101的功率约为50.9MMBtu/hr。物流101如图1所示优选在C3分离塔(未绘出)中进一步分馏。
物流102在交换器E102中被部分气化并进入在约0.41MPa(60psia)下操作的塔C101中。塔顶物流104进入制冷开式回路低压罐里，与气化的乙烯制冷剂合并，形成物流105。物流105进入制冷剂开式回路的第一压缩级S100。来自S100级的压缩蒸气被分开，一部分流到压缩机的第二级S102级。其余部分，物流106，在C2分离塔再沸器即交换器E103中冷凝，以热泵塔C101，且冷凝物流进入C2分离塔的顶级作为回流液。来自S102级的压缩蒸气在交换器E107、E108和E109中被冷凝。来自S102级的一部分乙烯冷凝物，作为净乙烯产品抽出，即物流110；另一部分，即物流108，在交换器E105中被低温冷却，用作为塔C101回流液；剩余部分用作乙烯制冷剂用，最终流入交换器E106。
塔C101的塔底净产物即物流109为相对纯的乙烷。物流103包括物流109，其中一部分物流103用作脱甲烷塔进料冷却。将通过C2分离塔的净乙烷塔底产物汽化产生的制冷作用利用交换器E107利用到乙烯制冷回路中。该例子的这种低压、热泵C2分离塔的概念基本与以下描述的本发明的相同。因此，对于本发明的实例，将不讨论C2分离塔和乙烯制冷剂开式回路的操作，而只指出现有技术操作和图2所示本发明操作之间的重要差异。
本发明的脱乙烷塔
图2属于本发明，包括塔C200和C201(C200是具有汽提段和精馏段的脱乙烷塔，其中精馏段包括在进料段和侧馏份抽出级之间的级及附加精馏段，即C200A，其包括在侧馏份抽出级和塔顶冷凝器之间的级；C201是热泵C2低压分离器)。绘在图2上的其它装置是交换器E200(脱乙烷塔再沸器，优选用急冷水加热)、E201(脱乙烷塔顶冷凝器，优选用丙烯制冷剂冷却)、E202(部分汽化脱乙烷塔的侧馏份物流，优选回收到脱甲烷塔进料冷却)、E203(C2分离塔热泵再沸器)、E204(C2分离塔热回收再沸器，优选冷却脱甲烷塔进料)、B205(冷箱交换器，优选回收工艺物流冷却)、E206(乙烯制冷剂负荷，优选脱甲烷塔进料冷却)、E207(乙烷循环蒸发器)、E208(乙烯制冷剂冷凝器)、E209(乙烯制冷剂冷却器)和S200级及S201级(乙烯制冷开式回路压缩机级，其中S201相当于2个压缩级)。丙烯制冷剂在压缩级S202(图2中未示出)中压缩，在此对其描述是为了说明在丙烯制冷剂压缩机中对压缩机马力的相对节约，其在上述交换器E208和E209中为乙烯制冷回路提供冷却，并在上述交换器E201中提供冷却。
图2的工艺物流是物流200(上部为脱甲烷裂解气的蒸气物流，下部为该裂解气的液体物流)、201(脱乙烷塔塔底物流)、202(侧馏份物流)、203(脱乙烷塔塔顶乙烯产品物流)、203A(加到C2分离塔的相对不纯的脱乙烷塔塔顶乙烯产品物流)、204(C2分离塔塔底产物)、205(来自C2分离塔的顶级蒸气物流)、206(来自乙烯制冷开回路的最低压级罐蒸气)、207(在C2分离塔再沸器中被冷凝的热泵C2分离塔回流液)、208(来自乙烯制冷开式回路的最高压级罐蒸气)、209(用于C2分离塔回流液的低温冷却乙烯制冷剂回路冷凝液)、210(乙烷循环，即C2分离塔塔底净产物)和2 11(来自C2分离塔的净乙烯产物)。表2列出这些实例的物流组成，比率和条件。
表3为图1和2所示方法中重要热交换器功率的比较表。表4是图1所示现有技术实施例和图2所示本发明实施例中所提及的压缩级马力比较表。图1的方法中乙烯制冷压缩机马力表示为S102级，图2方法中表示为S202，S102级马力以“BASE”词代表，作为包括若干制冷负荷的丙烯压缩机总马力，但不包括C2分离制冷负荷、S202级马力以“BASE-996”词代表，表明比图1现有技术实施例的BASE节省996马力。
脱乙烷塔，塔C200，包括一附加精馏段，段C200A，其中来自侧馏份抽出级的蒸气从塔底进入，经精馏形成物流203或203A。于约1.65MPa(240psia)下操作的塔C200包括约57个实际塔板，其中进料物流100进入塔板41和42(按照编号惯例，塔C200的顶板为1号塔板，塔底塔板为57号塔板)。侧馏份抽出级在30号塔板处。物流203是图2中的侧馏份物流，指向数字“1”，表示延续到此图另一侧的另一数字“1”处，导入乙烯产物罐。对于201、202和203物流之间的分离程度，如表2中列出的该实例的全部物流数据所说明的，在脱乙烷塔塔顶冷凝器、交换器E201中，所需功率约为50.7MMBtu/hr。
图2中的物流203A表示一种其中不要求或不能用脱乙烷塔使塔C200塔顶馏出物流203的乙烯符合产品规格的操作方式。因此，全部或部分塔顶馏出物流作为203A物流进到塔C201中比物流202高的级中，其余部分塔顶馏出物流，物流203，若有的话，就直接进到乙烯产物罐并被回收作为物流211，如图2所表示。另外，物流203可简单地用作比由C2分离塔操作所得品级低的乙烯产品。然而，对本实例而言(下文表中提供了其数据)，物流203要乙烯达到很高纯度，要以脱乙烷塔即塔C200有约29块附加实际塔板为代价。
在本发明的另一实施方案中，可节省很多装置费用，其中把交换器E201和其相关罐的功能加到交换器E208和其相关产物罐中。对这样的实施方案，使来自塔的段C200A顶级的蒸气物流与来自压缩机级S201的乙烯物流在交换器E207和E208之间混合，其中交换器E208和其相关的罐较大，以适应附加的乙烯，从而取消了交换器E201和其相关的罐。通过泵送来自与E208相关的罐的液态乙烯，例如经由管线211，获得了通向塔的段C200A顶级的脱乙烷塔的回流。
上面已基本上叙述了塔C200和相关热泵的制冷开式回路的操作。比较图1和2所示方法的脱乙烷塔及C2分离塔整个冷凝功率，本发明的冷用量要比现有技术的节省约24％。表3比较了它们的功率。这种动力消耗下降是除显著减少C2分离塔精馏段的蒸气和液体输送量外的又一收益，表明应推荐缩小塔直径。C2分离塔中相关冷凝功率降低表明，也应减小制冷开式回路中简单塔顶冷凝器或相关装置的尺寸和费用。
此外，从本发明可知，物流203或203A的纯度可以是下游分馏塔塔顶产物所达到的同样规格的纯度。另外，还可以使物流203或203A达到任何其它所需纯度，并可以将其作为产物回收或送到下游分馏塔进一步分馏。若从脱乙烷塔即塔C200的塔顶物流中得到液体产物，则可将塔顶冷凝器的其余冷凝液作为回流液送回C200A段。已发现，在塔C200中，从侧馏份抽出级的上级回流到侧馏份抽出级的“回流”液体流率约等于图1中塔C100顶级回流的液体流率。
图3是图示说明本发明对于表2所示类型进料的上、下部物流100有效操作程度的范围。作为对图3特点的说明，对附加精馏段C200A中实际塔板以标记“塔板数”的横轴表示。标记“从脱乙烷塔回收乙烯％”的纵轴表示图2中上、下部物流200中乙烯的百分数和图2物流203中回收的乙烯百分数。标记“98％”、“99％”和“99.95％”的曲线表示对源于丙烷裂解气的物流进行分馏、通过本发明的C200A段的操作所得物流203中的乙烯纯度。本领域技术人员很清楚，进一步扩展图3所示图形，可以准确估算出脱乙烷塔塔顶产物物流达到较高乙烯回收率所需要的级数。
本发明可以有利地使用任何构型的C2分离塔。实施本发明的关键是在附加精馏段中对来自侧馏份抽出级的蒸气进行精馏。图3所示综合结果表明，本发明对裂解气的分馏有广泛应用范围，在装置和制冷动力费用方面节省显著。
此外，图4和图5都说明塔100和200中蒸气物流的组成变化。在图4和图5中标号1和2的分离图形是类似的，但显然，按图5所示操作的本发明脱乙烷塔要比按图4所示操作的现有技术脱乙烷塔在达到同样分离度时所需实际塔板数要少。
表1
物流号     100(upr)     100(lwr)     101     102     104     109    110
温度°F     -11     61     108     -32     -105     90    -30
压力psia     240     240     242     232     59     102    241
蒸气馏分     1.00     0.00     0.00     0.00     1.00     1.00    0.00
组分Lb-mol/hr
甲烷     0.3     0.3     0.6     1.7     0.6
乙烯     3425.9     2938.3     6364.2     17796.1     3.5     6360.7
乙烷     320.6     496.9     0.3     817.2     10.9     809.4     7.8
MAPD     0.7     17.3     18.0
丙烯     143.7     1365.7     1503.1     6.3     6.3
丙烷     66.1     847.2     912.6     0.7     0.7
C4′s     0.1     9.4     9.5
 表2
物流号     200(upr)     200(lwr)     201     202     203     205     210     211
温度°F     -11     61     112     -26     -33     -105     90     -30
压力psia     240     240     253     232     240     59     102     241
蒸气馏分     1.00     0.00     0.00     0.00     0.00     1.00     1.00     0.00
组分Lb-mol/hr
甲烷     0.3     0.3     0.1     0.5     0.18     0.1
乙烯     3425.9     2938.3     4310.0     2054.2     12077.6    3.5     2050.7
乙烷     320.6     496.9     0.3     816.4     0.8     7.41    813.2     3.2
MAPD     0.7     17.3     18.0
丙烯     143.7     1365.7     1504.8     4.6
丙烷     66.1     847.2     912.9     0.4
C4′s     0.1     9.4     9.5
表3
交换器号   E100   E101   E102   E103&E104     E105   E107   E108
功率MMBtu/hr   29.4   50.9   16.6   69.4     3.1   4.2   40.66
交换器号   E200   E201   E202   E203&E204     E205   E207   E208
功率MMBtu/hr   29.6   50.7   13.7   44.4     4.0   4.2   35.4
表4
级号NO.     S100     S101     S102
HP     792     9657     BASE
级号NO.     S200     S201     S202
HP     792     7307     BASE-996

Claims (12)

1.一种用于从轻烃中分离乙烯和乙烷的方法，它包括将脱甲烷进料进料到回流的脱乙烷塔中，所述脱甲烷进料包含主要量的乙烯和乙烷，并且基本上不包含比乙烯沸点低的其他组分，所述脱乙烷塔具有位于进料级以下的汽提段和位于进料级以上的精馏段，从而获得乙烷和乙烯的塔顶混合物和脱乙烷的塔底物流，其特征在于：
(a)使用在精馏段顶级上方的塔顶冷凝器，为脱乙烷塔提供回流作用；
(b)将脱甲烷进料进料到进料级，并在进料级和侧馏分抽出级之间通过分馏从较重进料组分中分离乙烯和乙烷，其中所述侧馏分抽出级位于脱乙烷塔的进料级和顶级之间；和
(c)从侧馏分抽出级，作为侧馏分物流，抽出在脱甲烷进料中提供的乙烷的至少5％，而不将任何部分的侧馏分物流返回脱乙烷塔。
2.权利要求1的方法，其中侧馏分抽出级位于顶级以下至少5级处。
3.权利要求1的方法，其包括从顶级抽出含90-99.9％摩尔乙烯的塔顶产品物流。
4.权利要求3的方法，其中在脱乙烷塔中在侧馏分抽出级和塔顶冷凝器之间的塔板数为7-45。
5.权利要求1的方法，其中脱乙烷塔进料中的5-99％乙烷回收于侧馏分中。
6.权利要求1-5任何一项的方法，其中还包括以下步骤：
(d)将侧馏分物流进料到低压、热泵C2分离塔中，和在C2分离塔中分馏该侧馏分物流。
7.权利要求6的方法，其中还包括以下步骤：
(e)在共同的热交换器中冷凝来自脱乙烷塔顶级和C2分离塔顶级的蒸气物流。
8.权利要求1的方法，其中脱乙烷塔的操作压力为1.65MPa(240psia)。
9.一种在第一塔中从第一塔进料分离第一塔塔顶物流的方法，所述第一塔包括高于进料级的精馏段，低于进料级的汽提段，和高于所述精馏段的顶级的塔顶冷凝器，其为所述第一塔提供回流作用，其中所述第一塔塔顶产品包括具有第一沸点的第一产品烃组分和具有第二沸点的第二产品烃组分，所述第二沸点低于所述第一沸点，其中所述第一塔进料是这样一种烃进料，其中所述第一塔进料的组分中基本上没有其沸点低于所述第一沸点的组分，所述方法包括以下步骤：
(a)将所述第一塔进料进料到所述进料级，并在所述进料级和侧馏分抽出级之间在所述精馏段中将所述第一和第二塔顶产品与较重的进料组分分离，其中侧馏分抽出级位于所述第一塔的进料级和顶级之间；
(b)在所述侧馏分抽出级，以侧馏分物流抽出至少5％的第一产品烃组分，而不将任何部分的侧馏分物流返回到所述第一塔；
(c)从第一塔获得塔顶产品物流，其中包含第一塔进料中所述第二产品烃组分的90摩尔％以上；和
(d)将侧馏分物流在第二塔进料级进料到第二塔，并在该第二塔中分馏该侧馏分，从而分离所述第一和第二产品烃组分。
10.权利要求9的方法，其中将第一塔塔顶产品物流在第二塔中较高的进料级进料到第二塔，与所述第二塔的进料级相比，该较高的进料级更邻近第二塔的顶级。
11.权利要求9的方法，其中在第一塔冷凝器和侧馏分抽出级之间的塔板数大于7。
12.权利要求9-11任何一项的方法，其中被回收到第一塔塔顶产品物流中的第一塔进料中的所述第二产品烃组分的量高于20％，和在塔顶产品物流中它的纯度高于90％摩尔。
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