CN115851312A - 一种制备富c2烯烃产品的方法及系统 - Google Patents

Abstract

本申请涉及烯烃富集领域，尤其涉及一种制备富C2烯烃气的方法及系统；得到热解原料；得到热解原料；将所述热解原料进行热解反应和冷却，得到初冷产品气和第一回收热量；将所述初冷产品气经过逆向换热，得到次级产品气和第二回收热量；将所述次级产品气体进行第一加压，后进行加氢脱炔反应和脱酸反应，得到除杂后的产品气；将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液；将分馏产品进行C2烯烃气分离和冷量回收，得到高效节能的富C2烯烃产品和回收的冷量；所述系统包括：热分解单元；预处理单元，包括急冷部、除杂部和干燥部；分离单元，分离单元连通干燥部；冷量回收单元，冷量回收单元连通分离单元。

Description

一种制备富C2烯烃产品的方法及系统

技术领域

本申请涉及烯烃富集领域，尤其涉及一种制备富C2烯烃产品的方法及系统。

背景技术

在传统化学工业中，富C2烯烃气是一种多效用的化工原料，并且由于富C2烯烃气获得过程简单，工艺流程简单，同时富C2烯烃气又能满足部分下游化工产品原料的需求，不管是从设备投资、简化流程方面还是从原料经济性方面，富C2烯烃气都有着得天独厚的优势；

随着工业技术发展，目前出现了一种利用流化催化裂化装置(FCC)得到含富C2烯烃气的干气，并且利用产出的干气作为以碳二烯烃为原料制备下游化工品的部分原料，但此种装置或方法所得干气中的杂质含量过多，将导致在下游化工品制备前的分离及原料预处理阶段的反应设备过多，大大提高了投资成本，因此目前都通过以稀C2烯烃气进行富C2烯烃气的制备。

虽然目前市场上存在多种稀C2烯烃气的制备方法，如菲利浦化学有限责任公司的稀乙烯气制备方法等，但上述方案都至少存在以下缺点：

(1)稀C2烯烃气制备过程中的尾气处理单元不完善，大量如甲烷、氢气等有效能源不能被合理利用，部分考虑回收的做法也增加了多套设备单元，导致投资过大。

(2)稀C2烯烃气制备过程中的分离设备尺寸过大，能耗过高，投资过高。

(3)分离出的稀C2烯烃气杂质太多，影响下游产品合成装置的整体投资。

因此如何实现富C2烯烃气的高效节能的制备，是目前亟需解决的技术问题。

发明内容

本申请提供了一种制备富C2烯烃气的方法及系统，以解决现有技术中的富C2烯烃气无法高效节能的制备的技术问题。

第一方面，本申请提供了一种制备富C2烯烃气的方法，所述方法包括：

得到热解原料；

将所述热解原料进行热解反应和冷却，得到初冷产品气和第一回收热量；

将所述初冷产品气经过逆向换热，得到次级产品气和第二回收热量；

将所述次级产品气体进行第一加压，后进行加氢脱炔反应和脱酸反应，得到除杂后的产品气；

将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液；

将所述分馏产品进行C2烯烃气分离和冷量回收，得到高效节能的富C2烯烃产品气产品和回收的冷量；

其中，所述第一回收热量和第二回收热量用于所述热解原料的预热和其他设备供热中，所述回收冷量用于所述冷却或逆向换热中。

可选的，所述将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液，具体包括：

将除杂后的所述产品气进洗涤和干燥，后进行低压C2分馏和第二加压，得到分馏产品和C3分馏液；

或，将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行第二加压、高压C3吸收和低压C2分馏，得到分馏产品和C3分馏液。

可选的，所述第一加压的压力为1.0MpaG～1.5MpaG，所述第二加压的压力为2MpaG～5MpaG。

可选的，所述冷却的终点温度为90℃～150℃；所述C2烯烃气分离包括以脱甲烷方式对分馏产品进行分离。

可选的，所述脱酸反应包括以高、中和低三种不同浓度的碱液依次进行酸性气体的脱除；其中，所述高浓度碱液的浓度为2mol/L～5mol/L，所述中浓度碱液的浓度为0.7mol/L～2.0mol/L，所述低浓度碱液的浓度为0.2mol/L～0.7mol/L。

第二方面，本申请提供了一种制备富C2烯烃气的系统，所述系统适配第一方面所述的方法，所述系统包括：

热分解单元，所述热分解单元用于热分解所述热分解原料产生产品气；

预处理单元，所述预处理单元包括急冷部、除杂部和干燥部，所述急冷部的进料口连通所述热分解单元的出料口，所述急冷部的出料口连通所述除杂部的进料口，所述除杂部出料口连通所述干燥部的进料口，用于对产品气进行加氢脱炔、脱酸和脱水；

分离单元，所述分离单元的进料口连通所述干燥部的出料口，用于实现对脱除杂质后的混合气进行C2烯烃气和C3及更重组分、甲烷、氢气的分离；

冷量回收单元，所述冷量回收单元的进料口连通所述分离单元的出料口，用于提供装置所需的冷量。

可选的，所述除杂部包括第一压缩器、加氢脱炔反应器和脱酸反应器，所述急冷部的出气口连通所述第一压缩器的进料口，所述第一压缩器的出料口连通所述加氢脱炔反应器的进料口，所述加氢脱炔反应器的出料口连通所述脱酸反应器的进料口，所述脱酸反应器的出料口连通所述干燥部的进料口。

可选的，所述分离单元包括C2分馏部、第二压缩器和脱甲烷部，所述C2分馏部设有第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部的进料口连通所述干燥部的出料口，所述第二压缩器的进料口连通所述C2分馏部的第一出料口，所述第二压缩器的出气口连通所述脱甲烷部的进气口，所述脱甲烷部设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元的进料口；

所述C2分馏部的第二出料口用于排出分馏液。

可选的，所述分离单元包括C2分馏部、第二压缩器和脱甲烷部和C3吸收部；所述第二压缩器的出料口连通所述干燥部的出料口，所述C3吸收部设有第一进料口、第二进料口、第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部设有第一出料口和第二出料口，所述C3吸收部的第一进料口连通所述第二压缩器的出料口，所述C3吸收部的第二进料口连通所述C2分馏部的第二出料口，所述C3吸收部的第一出料口连通所述脱甲烷部的进料口，所述脱甲烷部设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元的进料口；

所述C2分馏部的第二出料口用于排出分馏液。

可选的，所述急冷部包括急冷换热器和急冷塔，所述急冷换热器的进料口连通所述热分解单元的出料口，所述急冷换热器的出料口连通所述急冷塔的进料口，所述急冷塔的出料口连通所述除杂部的进料口。

可选的，所述急冷塔包括急冷油塔和/或急冷水塔。

本申请实施例提供的上述技术方案与现有技术相比具有如下优点：

本申请实施例提供的一种制备富C2烯烃气的方法，通过对常规制备的烯烃的工艺中，先利用逆向换热将热解后的产品气中的重质组分去除掉，再通过除杂和干燥分别去除产品气中除C2和C3烯烃外的杂质和水，再通过烯烃分馏将富C2烯烃产品和含有C3的烯烃产品的杂质气分离出，最后经过脱甲烷部对含有甲烷和氢气的杂质气与富C2烯烃产品分离出，从而得到纯净的富C2烯烃产品，通过短步骤，能体现整体方法的高效率，再收集热解反应冷却和逆向换热所置换出的热量，以及回收杂质气的冷量，从而实现冷量和热量的充分利用，实现节能的目的，进而通过该方法能实现对富C2烯烃产品的高效节能的制备。

附图说明

此处的附图被并入说明书中并构成本说明书的一部分，示出了符合本发明的实施例，并与说明书一起用于解释本发明的原理。

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，对于本领域普通技术人员而言，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本申请实施例提供的方法的流程示意图；

图2为本申请实施例提供的不采用C3吸收的方法的流程示意图；

图3为本申请实施例提供的采用C3吸收的方法的流程示意图；

图4为本申请实施例提供的不含C3吸收部的系统逻辑结构示意图；

图5为本申请实施例提供的不含C3吸收部的系统实体结构示意图；

图6为本申请实施例提供的含C3吸收部的系统逻辑结构示意图；

图7为本申请实施例提供的含C3吸收部的系统实体结构示意图；

其中，1-热分解单元，2-预处理单元，21-急冷部，211-急冷换热器，212-急冷塔，22-除杂部，221-第一压缩器，222-加氢脱炔反应器，223-脱酸反应器，23-干燥部，3-分离单元，31-C2分馏部，32-第二压缩器，33-脱甲烷部，34-C3吸收部，4-冷量回收单元。

具体实施方式

为使本申请实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本申请实施例中的附图，对本申请实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本申请的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本申请的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本申请保护的范围。

在本申请一个实施例中，如图1所示，一种制备富C2烯烃气的方法，所述方法包括：

S1.得到热解原料；

S2.将所述热解原料进行热解反应和冷却，得到初冷产品气和第一回收热量；

S3.将所述初冷产品气经过逆向换热，得到次级产品气和第二回收热量；

S4.将所述次级产品气体进行第一加压，后进行加氢脱炔反应和脱酸反应，得到除杂后的产品气；

S5.将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液；

S6.将所述分馏产品进行脱甲烷分馏和冷量回收，得到高效节能的富C2烯烃产品和回收的冷量；

其中，所述第一回收热量和第二回收热量用于所述热解原料的预热及其他设备供热中，所述回收冷量用于所述冷却或逆向换热中。

作为一些可选的实施方式，如图2和图3所示，所述将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液，具体包括：

S5-1.将除杂后的所述产品气进洗涤和干燥，后进行低压C2分馏和第二加压，得到分馏产品和C3分馏液；

或，S5-2.将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行第二加压、高压C3吸收和低压C2分馏，得到分馏产品和C3分馏液。

作为一些可选的实施方式，所述第一加压的压力为1.0MpaG～1.5MpaG，所述第二加压的压力为2MpaG～5MpaG。

本申请实施例中，第一加压的压力为1.0MpaG～1.5MpaG的积极效果是在该压力的条件下，能保证经过逆向换热后的产品气有足够的压力进入加氢脱炔过程中，同时能促进产品的加氢脱炔过程，使杂质脱除完全；当压力的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是过高的压力将导致产品气的压力过大，致使产品气被充分压缩，不利于加氢脱炔过程的有效进行，当压力的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是过低的压力将导致产品气的压力过低，致使产品气无法被有效的送入加氢脱炔过程中，从而影响富C2烯烃气的产率。

第二加压的压力为2MpaG～5MpaG的积极效果是在该压力范围内，能保证含有甲烷、氢气、C2烯烃气和C3及以上组分的杂质气能充分压缩，有足够的动力被输送到C3吸收过程中，保证C3及以上组分的烯烃气被吸收完全，从而能去除C3及以上组分的烯烃气，保证后续脱甲烷处理中能得到纯净的C2烯烃气；当压力的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是杂质气被过分压缩，导致杂质气无法被有效的吸收，影响C3及以上组分的烯烃气的去除效果，当压力的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是杂质气无法被有效的压缩，致使杂质气无法被压缩并送入到C3吸收过程中，影响富C2烯烃气的产品质量。

作为一些可选的实施方式，所述冷却的终点温度为100℃～150℃；所述C2烯烃气分离包括以脱甲烷方式对分馏产品气进行分离。

本申请实施例中，冷却的终点温度为100℃～150℃的积极效果是在该温度范围内，能保证热解产生的产品气能够有足够的温度进入逆向换热阶段，保证产品气中的重质组分被去除完全；当温度的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是过高的温度将导致后续的逆向换热过程的换热不完全，以及高品位热量未被充分利用，当温度的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是过低的温度将导致产品气冷却过度，影响逆向换热过程中热量的回收。

作为一些可选的实施方式，所述脱酸反应包括以高、中和低三种不同浓度的碱液依次进行酸性气体的脱除；其中，所述高浓度碱液的浓度为2mol/L～5mol/L，所述中浓度碱液的浓度为0.7mol/L～2.0mol/L，所述低浓度碱液的浓度为0.2mol/L～0.7mol/L。

本申请实施例中，高浓度碱液的浓度为2mol/L～5mol/L的积极效果是在该浓度范围内，能初步去除加氢脱炔后的产品气中的酸性气体，进而能初步去除产品气中的酸性杂质；当浓度的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是过大的浓度将导致碱性成分扩散到气体中，从而将引入新的杂质，不利于后续的杂质的去除，当浓度的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是过低的浓度将导致无法有效的初步去除酸性气体，进而不利于后续对杂质的去除，得不到纯净的富C2烯烃气。

中浓度碱液的浓度为0.7mol/L～2.0mol/L的积极效果是在该浓度范围内，能进一步的去除加氢脱炔后的产品气中的酸性气体，进而能进一步去除产品气中的酸性杂质；当浓度的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是过大的浓度将导致碱性成分扩散到气体中，从而将引入新的杂质，当浓度的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是过低的浓度将导致无法有效的进一步去除酸性气体，进而不利于后续对杂质的去除，得不到纯净的富C2烯烃气。

低浓度碱液的浓度为0.2mol/L～0.7mol/L的积极效果是在该浓度范围内，能最终去除加氢脱炔后的产品气中的酸性气体，进而能充分去除产品气中的酸性杂质；当浓度的取值大于该范围的端点最大值，将导致的不利影响是过大的的浓度将导致碱性成分扩散到气体中，从而将引入新的杂质，当浓度的取值小于该范围的端点最小值，将导致的不利影响是过低的浓度将导致无法充分去除酸性气体，进而不利于后续对杂质的去除，得不到纯净的富C2烯烃气。

在本申请的一个实施例中，如图3和图4所示，提供一种制备富C2烯烃气的系统，所述系统适配所述方法，所述系统包括：

热分解单元1，所述热分解单元1用于热分解所述热分解原料产生产品气，其中，热解单元可以是多个热解炉及其配套的多个换热器；

预处理单元2，所述预处理单元2包括急冷部21、除杂部22和干燥部23，所述急冷部21的进料口连通所述热分解单元1的出料口，所述急冷部21的出料口连通所述除杂部22的进料口，所述除杂部22出料口连通所述干燥部23的进料口，用于对产品气进行加氢脱炔、脱酸和脱水，其中，干燥部23可以是干燥器；

分离单元3，所述分离单元3的进料口连通所述干燥部23的出料口，用于实现对脱除杂质后的混合气进行C2烯烃气和甲烷、氢气的分离；

冷量回收单元4，所述冷量回收单元4的进料口连通所述分离单元3的出料口，用于提供装置所需的冷量，其中冷量回收单元4可以是包括冷箱与换热器的混合结构。

在一些可选的实施方式中，所述除杂部22包括第一压缩器221、加氢脱炔反应器222和脱酸反应器223，所述急冷部21的出料口连通所述第一压缩器221的进料口，所述第一压缩器221的出料口连通所述加氢脱炔反应器222的进料口，所述加氢脱炔反应器222的出料口连通所述脱酸反应器223的进料口，所述脱酸反应器223的出料口连通所述干燥部23的进料口，其中，第一压缩器221可以是多段式压缩机，加氢脱炔反应器222可以是加氢脱炔反应塔，脱酸反应器223可以是脱酸反应塔。

本申请实施例中，通过设置的包括第一压缩器221、加氢脱炔反应器222和脱酸反应器223的除杂部22，利用第一压缩器221对进入除杂部22的产品气进行压缩，从而能保证后续处理的气体压力充足，再依次通过加氢脱炔反应器222去除产品气中的乙炔、甲基乙炔和丙二烯，进而能利用加氢脱炔反应去除产品气中的部分杂质，再通过脱酸反应器223去除产品气中的酸性气体成分，进而实现对产品气中的能简单除杂的杂质进行去除。

在一些可选的实施方式中，所述分离单元3包括C2分馏部31、第二压缩器32和脱甲烷部33，所述C2分馏部31设有第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部31的进料口连通所述干燥部23的出气口，所述第二压缩器32的进料口连通所述C2分馏部31的第一出料口，所述第二压缩器32的出气口连通所述脱甲烷部33的进气口，所述脱甲烷部33设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部33的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元4的进料口；

所述C2分馏部31的第二出料口用于排出分馏液，其中，C2分馏部31为低压C2分馏塔，第二压缩器32可以是多段式压缩机，脱甲烷部33为高压脱甲烷塔。

本申请实施例中，通过包括C2分馏部31、第二压缩器32和脱甲烷部33的分离单元3，将干燥后的产品先经过低压的C2分馏部31的分离，得到掺杂有甲烷和氢气的富C2烯烃气，再将得到的含有杂质气的富C2烯烃气进行压缩，得到液态的富C2烯烃气，最后经过中、高压的脱甲烷部33将富C2烯烃气中的甲烷和氢气脱除，从而得到纯净的富C2烯烃气。

在一些可选的实施方式中，如图5和图6所示，

所述分离单元3包括C2分馏部31、第二压缩器32和脱甲烷部33和C3吸收部34；所述第二压缩器32的出料口连通所述干燥部23的出料口，所述C3吸收部34设有第一进料口、第二进料口、第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部31设有第一出料口和第二出料口，所述C3吸收部34的第一进料口连通所述第二压缩器32的出料口，所述C3吸收部34的第二进料口连通所述C2分馏部34的第二出料口，所述C3吸收部34的第一出料口连通所述脱甲烷部33的进料口，所述脱甲烷部33设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部33的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元4的进料口；

所述C2分馏部31的第二出料口用于排出分馏液，其中，C2分馏部31可以是低压的C2分馏塔，C3吸收部34可以是高压的C3吸收塔，脱甲烷部33可以是高压的脱甲烷塔。

本申请实施例中，通过引入C3吸收部34，可以同C2分馏部31形成耦合机制，可吸收富C2烯烃气中的C3烯烃气，并且能有效的节约C2分馏过程的能量，而此时需要C3吸收部34高压环境，因此经过干燥部23处理后的气体需要第二压缩器32进行压缩，后才能进入到C3吸收部34进行处理，进而得到符合处理条件的气体。

本申请实施例中，通过引入C3吸收部34和C2分馏部31耦合机制，能有效的节省能量消耗，由于此时C3吸收部34为高压环境，因此需要将第二压缩器32调整至C3吸收部34的进气口，从而维持整体的气压平衡，保证富C2烯烃气的除杂过程顺利进行。

在一些可选的实施方式中，所述急冷部21包括急冷换热器211和急冷塔212，所述急冷换热器211的进料口连通所述热分解单元1的出料口，所述急冷换热器211的出料口连通所述急冷塔212的进料口，所述急冷塔212的出气口连通所述除杂部22的进料口。

本申请实施例中，通过限定急冷部21包括急冷换热器211和急冷塔212，进而可充分的将经过冷却后的产品气进一步的回收热量，与冷量回收单元4进行协同，保证整个系统中的热量和冷量的交换，实现整个系统节能的目的。

在一些可选的实施方式中，所述急冷塔212包括急冷油塔和/或急冷水塔。

实施例1

如图2所示，一种制备富C2烯烃气的方法，包括：

S1.得到热解原料；

S2.将热解原料进行热解反应和冷却，得到初冷产品气和第一回收热量；

S3.将初冷产品气经过逆向换热，得到次级产品气和第二回收热量；

S4.将次级产品气体进行第一加压，后进行加氢脱炔反应和脱酸反应，得到除杂后的产品气；

S5-1.将除杂后的产品气进洗涤和干燥，后进行低压C2分馏和第二加压，得到分馏产品和C3分馏液；

S6.将分馏产品进行C2烯烃气分离和冷量回收，得到高效节能的富C2烯烃产品和回收的冷量；

其中，第一回收热量和第二回收热量用于热解原料的预热和其他设备供热中，回收冷量用于冷却或逆向换热中。

第一加压的压力为1.0MpaG～1.5MpaG，第二加压的压力为2MpaG～5MpaG。

冷却的终点温度为90℃～150℃。

脱酸反应包括以高、中和低三种不同浓度的碱液依次进行酸性气体的脱除；其中，高浓度碱液的浓度为2mol/L～5mol/L，中浓度碱液的浓度为0.7mol/L～2.0mol/L，低浓度碱液的浓度为0.2mol/L～0.7mol/L。

如图4和图5所示，一种制备富C2烯烃气的系统，适配方法，包括：

热分解单元1，热分解单元1用于将热分解原料进行热分解产生产品气；

预处理单元2，预处理单元2包括急冷部21、除杂部22和干燥部23，急冷部21的进料口连通热分解单元1的出料口，急冷部21的出料口连通除杂部22的进料口，除杂部22出料口连通干燥部23的进料口，用于对产品气进行加氢脱炔、脱酸和脱水；

分离单元3，分离单元3的进料口连通干燥部23的出料口，用于实现对脱除杂质后的混合气进行C2烯烃气和甲烷、氢气的分离；

冷量回收单元4，冷量回收单元4的进料口连通分离单元3的出料口，用于提供装置所需的冷量。

除杂部22包括第一压缩器221、加氢脱炔反应器222和脱酸反应器223，急冷部21的出料口连通第一压缩器221的进料口，第一压缩器221的出料口连通加氢脱炔反应器222的进料口，加氢脱炔反应器222的出料口连通脱酸反应器223的进料口，脱酸反应器223的出料口连通干燥部23的进料口。

分离单元3包括C2分馏部31、第二压缩器32和脱甲烷部33，C2分馏部31设有第一出料口和第二出料口，C2分馏部31的进料口连通干燥部23的出气口，第二压缩器32的进料口连通C2分馏部31的第一出料口，第二压缩器32的出气口连通脱甲烷部33的进气口，脱甲烷部33设有第一出料口和第二出料口，脱甲烷部33的第一出料口和第二出料口都连通冷量回收单元4的进料口；

C2分馏部31的第二出料口用于排出分馏液。

急冷部21包括急冷换热器211和急冷塔212，急冷换热器211的进料口连通热分解单元1的出料口，急冷换热器211的出料口连通急冷塔212的进料口，急冷塔212的出料口连通除杂部22的进料口。

实施例2

将实施例2和实施例1进行对比，实施例2和实施例1的区别在于：

如图3所示，S5-2.将除杂后的产品气进行洗涤和干燥，后进行第二加压、高压C3吸收和高压C2分馏，得到分馏产品和C3分馏液。

如图6和图7所示，分离单元3包括C2分馏部31、第二压缩器32和脱甲烷部33和C3吸收部34；第二压缩器32的出料口连通干燥部23的出料口，C3吸收部34设有第一进料口、第二进料口、第一出料口和第二出料口，C2分馏部31设有第一出料口和第二出料口，C3吸收部34的第一进料口连通第二压缩器32的出料口，C3吸收部34的第二进料口连通C2分馏部34的第二出料口，C3吸收部34的第一出料口连通脱甲烷部33的进料口，脱甲烷部33设有第一出料口和第二出料口，脱甲烷部33的第一出料口和第二出料口都连通冷量回收单元4的进料口；

C2分馏部31的第二出料口用于排出分馏液。

相关实验：

收集实施例1-2所得的富C2烯烃气体，检测其纯净度，同时统计各系统和方法处理的富C2烯烃气的纯净度，结果如表1所示。

相关实验的测试方法：

富C2烯烃气的纯净度：通过色谱法，可准确测定富C2烯烃中的烯烃含量，进而得到富C2烯烃气的纯净度。

表1

类别	富C2烯烃气的纯净度(％)
		实施例1	80％～90％
实施例2	60％～80％

本申请实施例中的一个或多个技术方案，至少还具有如下技术效果或优点：

(1)本申请实施例所提供的方法，通过采用逆向换热，将热解后的产品气中的重质组分去除掉，再通过除杂和干燥分别去除产品气中除C2和C3烯烃外的杂质和水，再通过C2分馏将分馏产品和含有C3的烯烃气的杂质气分离出，最后经过烯烃分馏(脱甲烷部33)对分馏产品进行分馏，从而将含有甲烷和氢气的杂质气与富C2烯烃气分离开来，通过短步骤，能体现整体方法的高效率，再收集热解反应冷却和逆向换热所置换出的热量，以及回收杂质气的冷量，从而实现冷量和热量的充分利用，实现节能的目的，进而通过该方法能实现对富C2烯烃气的高效制备。

(2)本申请实施例提供的方法，用高效的逆向换热的混合制冷工艺，使得整个装置的投资大大减少。

(3)本申请实施例提供的系统，可以不依托于大型热解装置及化工炼厂，仅用小型热解化使得整个工艺流程简单易操作

(4)本申请实施例提供的系统，通过将加氢脱炔反应器222前置，有效的脱除了乙炔、甲基乙炔和丙二烯等反应杂质，使原料气中杂质含量降低，从而降低设备负荷。

(5)本申请实施例提供的系统，可选择的利用C2和C3分离工艺流程(高压的C3吸收部34、高压的C2分馏部31的双塔分离C2、C3的工艺流程或低压C2分馏部31单塔分离C2、C3的工艺流程)，从而可充分适应不同项目的具体要求，综合考虑能耗、分离效果和设备投资，从而使效益最大化，并且由于本申请在单塔模式中可采用低压的C2分馏部31降低塔底的温度，防止高碳物质结焦。

(6)本申请实施例提供的系统，采用中低压的脱甲烷部33分离甲烷与氢气，一方面提高了富C2烯烃气中的烯烃含量，提高了下游产品的收率，同时由于分离出甲烷和氢气，使得进入下游产品合成装置的原料气流量大大减少，降低了整个下游产品合成装置的设备尺寸，减少了加压系统的负荷，极大的降低了能耗，减少了设备投资；

另一方面，由于提前分离了甲烷、氢气等有效能源，使得下游不再需要设置单独的甲烷氢回收系统，简化流程的同时，极大的降低了设备投资；

同时，由于压力不高，烃类气体之间的相对挥发度变大，使得分离本身变得更为简单，降低了分离所需的温度，极大的减少了整个装置的冷量消耗。

(7)本申请实施例提供的系统，由于采用了先进的冷量回收工艺流程，使得整个装置中的高品位甲烷、氢气、富C2烯烃气中的冷量得到了最大程度的回收，进一步的优化了整个工艺流程的能量平衡，降低了整个装置的能量消耗，极大的增加了整个工艺流程的可操作性与可投资性。

需要说明的是，在本文中，诸如“第一”和“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个……”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。

以上所述仅是本发明的具体实施方式，使本领域技术人员能够理解或实现本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的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申请的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (11)

1.一种制备富C2烯烃气的方法，其特征在于，所述方法包括：

得到热解原料；

将所述热解原料进行热解反应和冷却，得到初冷产品气和第一回收热量；

将所述初冷产品气经过逆向换热，得到次级产品气和第二回收热量；

将所述次级产品气体进行第一加压，后进行加氢脱炔反应和脱酸反应，得到除杂后的产品气；

将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液；

将所述分馏产品进行C2烯烃气分离和冷量回收，得到高效节能的富C2烯烃产品和回收的冷量；

其中，所述第一回收热量和第二回收热量用于所述热解原料的热解中，所述回收冷量用于所述冷却或逆向换热中。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行烯烃分馏，得到分馏产品和C3分馏液，具体包括：

将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行低压C2分馏和第二加压，得到分馏产品和C3分馏液；

或，将除杂后的所述产品气进行洗涤和干燥，后进行第二加压、高压C3吸收和低压C2分馏，得到分馏产品和C3分馏液。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一加压的压力为1.0MpaG～1.5MpaG，所述第二加压的压力为2MpaG～5MpaG。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述冷却的终点温度为90℃～150℃；

所述C2烯烃气分离包括以脱甲烷方式对分馏产品进行分离。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述脱酸反应包括以高、中和低三种不同浓度的碱液依次进行酸性气体的脱除；其中，所述高浓度碱液的浓度为2mol/L～5mol/L，所述中浓度碱液的浓度为0.7mol/L～2.0mol/L，所述低浓度碱液的浓度为0.2mol/L～0.7mol/L。

6.一种制备富C2烯烃气的系统，其特征在于，所述系统适配如权利要求1-5任一项所述的方法，所述系统包括：

热分解单元(1)，所述热分解单元(1)用于热分解所述热分解原料产生产品气；

预处理单元(2)，所述预处理单元(2)包括急冷部(21)、除杂部(22)和干燥部(23)，所述急冷部(21)的进料口连通所述热分解单元(1)的出料口，所述急冷部(21)的出料口连通所述除杂部(22)的进料口，所述除杂部(22)出料口连通所述干燥部(23)的进料口，用于对产品气进行加氢脱炔、脱酸和脱水；

分离单元(3)，所述分离单元(3)的进料口连通所述干燥部(23)的出料口，用于实现对脱除杂质后的混合气进行C2烯烃气和甲烷、氢气的分离；

冷量回收单元(4)，所述冷量回收单元(4)的进料口连通所述分离单元(3)的出料口，用于提供装置所需的冷量。

7.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，所述除杂部(22)包括第一压缩器(221)、加氢脱炔反应器(222)和脱酸反应器(223)，所述急冷部(21)的出料口连通所述第一压缩器(221)的进料口，所述第一压缩器(221)的出料口连通所述加氢脱炔反应器(222)的进料口，所述加氢脱炔反应器(222)的出料口连通所述脱酸反应器(223)的进料口，所述脱酸反应器(223)的出料口连通所述干燥部(23)的进料口。

8.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，所述分离单元(3)包括C2分馏部(31)、第二压缩器(32)和脱甲烷部(33)，所述C2分馏部(31)设有第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部(31)的进料口连通所述干燥部(23)的出料口，所述第二压缩器(32)的进料口连通所述C2分馏部(31)的第一出料口，所述第二压缩器(32)的出气口连通所述脱甲烷部(33)的进气口，所述脱甲烷部(33)设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部(33)的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元(4)的进料口；

所述C2分馏部(31)的第二出料口用于排出分馏液。

9.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，所述分离单元(3)包括C2分馏部(31)、第二压缩器(32)和脱甲烷部(33)和C3吸收部(34)；所述第二压缩器(32)的出料口连通所述干燥部(23)的出料口，所述C3吸收部(34)设有第一进料口、第二进料口、第一出料口和第二出料口，所述C2分馏部(31)设有第一出料口和第二出料口，所述C3吸收部(34)的第一进料口连通所述第二压缩器(32)的出料口，所述C3吸收部(34)的第二进料口连通所述C2分馏部(34)的第二出料口，所述C3吸收部(34)的第一出料口连通所述脱甲烷部(33)的进料口，所述脱甲烷部(33)设有第一出料口和第二出料口，所述脱甲烷部(33)的第一出料口和第二出料口都连通所述冷量回收单元(4)的进料口；

所述C2分馏部(31)的第二出料口用于排出分馏液。

10.根据权利要求6所述的系统，其特征在于，所述急冷部(21)包括急冷换热器(211)和急冷塔(212)，所述急冷换热器(211)的进料口连通所述热分解单元(1)的出料口，所述急冷换热器(211)的出料口连通所述急冷塔(212)的进料口，所述急冷塔(212)的出料口连通所述除杂部(22)的进料口。

11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述急冷塔(212)包括急冷油塔和/或急冷水塔。

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