CN1175997A - 精馏的回流脱乙烷器 - Google Patents

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Abstract

本发明是以联合的脱乙烷分馏步骤和C2分离进行乙烯和乙烷分离的一种改进,将理论级(C200A)加到在液体或蒸气侧馏物(202)上面的脱乙烷器的精馏段,按本发明从塔顶物流得到包括脱乙烷器进料中直到30%乙烯的聚合级乙烯产物。改变回收或精馏的附加级数可得到以相同乙烯纯度的低回收率或以低乙烯纯度的高回收率。在本发明的实施中得到脱乙烷器和下游C2分离器(C201)所用的塔顶冷凝器总冷却用量的整个下降。

Description

精馏的回流脱乙烷器
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的乙烯/乙烷分离分馏步骤。为正确的理介用于从裂解气的其它组分中分离烯烃的分馏序列的技术领域，在此引用“Ethylene from NGL feedstocks-part 3 FlowScheme Comparison”(K.Ng et al，Hydrocarbon processing，Dec.1983，PP.99-103)论文作为参考，它叙述用于在分馏序列中第一个分馏级的三个最典型方案。对前端脱甲烷器，脱乙烷器和脱丙脱烷器在从NGL进料分馏裂解气中的优点进行了评估。在论文发表当时所做的假定条件下，发现前端脱乙烷器是分馏序列中最可取的。
在“Ethylene from NGL feedstocks-part 4 Low pressure C2Splitter”(H.Z.Kister et al，Hydrocarbon processing，Jan.1984)论文中叙述了一种在裂解气的烯烃分馏中要求的最佳分馏级，对热泵的柱潜能，最好的是低压乙烯/乙烷分离器(“C2分离器”)，并且其中为在分馏序列其它制冷要求提供了一个敞口乙烯制冷回路。C2分离器已是众多研究的重点，以降低分离乙烯和乙烷时沸点相对接近组分所需的相当昂贵的动力用量。
在现有技术中，涉及本发明的其它情况叙述如下。
美国专利1,735,558论述了一种多侧馏分柱原油分馏柱。来自第一柱的三份侧馏分蒸气在第二柱部分冷凝和冷凝并精馏。第二柱的液体再回到第一柱汽提。
美国专利1,954,839论述了一种馏出液的精馏方法，其中进料被部分汽化，蒸气相和液相分离三次以供给分馏柱作多水平进料，从最后部分分馏级分离得到液体回收作为馏出液产物。
美国专利1,957,818论述了轻烃的精馏作用并在其中提到了乙烯和乙烷。在一系列回流和汽提柱中，该专利叙述使用一种冷凝过、精馏过的塔顶物流作为下一柱的进料。下一柱汽提后的塔底物流加到第一柱的精馏段。
美国专利2,327,643论述了一种双柱，双压分馏方法，其中选择柱压力以调节第二柱冷凝后的塔顶物流的汽化作用对第一柱的塔顶物流间接提供部分冷凝功率、汽化后的第二柱蒸气再次压缩并加到第一柱柱底中对第一柱补充再沸功率。
美国专利4,285,708论述了一种用于使用分离进料构思的单独脱乙烷作用的双柱方法。将加入脱乙烷作用的气体进料物流分离并部分冷凝和在汽提柱中汽提。将来自汽提柱的塔顶蒸气部分冷凝并加到脱乙烷器柱的精馏段，脱乙烷器柱的汽提功用和精馏段的直径由于使用逆流汽提柱而显著减小。
美国专利4,436,540论述了一种从裂解气中回收烯烃的全分馏序列，它对热解炉流出物的气体部分仅使用低压精馏柱。精馏柱的液体部分再在高压的回流和汽提柱中进一步分馏而完成分离。泵循环的部分中间冷凝作用和高压柱的液体物流为精馏柱提供精馏功率。
美国专利4,720,293论述了一种用作烯烃分馏序列的调控脱甲烷器进料的方法，分馏序列的第一分离柱是脱甲烷器，加入的进料经在分凝器回收乙烯处理。柱100叙述为一种从塔顶乙烯产物中调节除去残留氢的巴氏杀菌段。
美国专利4,900,347叙述了一个结合到烯烃回收物流脱甲烷的多次分凝体系。在三个分凝器中的多次精馏生成三种液体塔底物流，这些物料被加到二根回流的脱甲烷柱中，进料气的分凝过部分加到第二脱甲烷柱。第一脱甲烷器的塔顶产物也加到第二脱甲烷器。第二脱甲烷器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，但其中第二脱甲烷器是在低压下操作。
美国专利5,253,479叙述了形成一种产品规格的乙烯液体物流作为脱甲烷器的塔底产物，其中一部分乙烯物流在吸附柱中用作为一种吸附的贫液，加到吸附柱柱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。吸附一液体乙烯和它俘获的组分加到脱乙烷柱中，来自该柱塔顶蒸气物流全部加到脱甲烷柱。该专利方法显著的缺点是在其中以相当动力成本冷凝的乙烯必须在脱乙烯器中气化并在脱甲烷器中再冷凝。
在“Temperature-Heat Diagrams for Complex Columns，2.Underwood′s Method for Side Strippers and Enrichers”(N.A.Carlberg et al，Ind.Eng.Chem.Res.，Vol.28，pp.1379-1386，1989)论文中，叙述了复合柱的优缺点。第1385页上作者说“所问的问题是如何对复合柱与单柱序列它们的动力消耗量进行对比，回答是复合柱比单柱序列有更好的能效率，但它有较大温度范围。基本上，对第一定律作用复合柱更有利，而对第二定律作用不太有利。因此，如果有合适的温度驱动力，复合柱是有利的，反之，从动力角度讲单柱更有利”。文章中提出一个计算复合柱最小回流的方法，即用1个或多个侧汽提器或富集器。在该文中侧汽提器或富集器的操作定义是一个装置；从柱中抽出侧馏分蒸气或液体并将包括在第二柱中产生的液体或蒸气物流送回同一级，侧汽提或富集必须回送到分馏柱一部分抽出的物流，该物流已是经汽提或富集的它的原始组分。
从上显而易见降低脱甲烷器、脱乙烷器-C2分离器组合的综合冷凝功率的简化和相对廉价的方法以往尚没有被开发。本发明的目的就是进行这种改进。
发明概述
本发明涉及至少分馏序列的一部分，其中乙烯是从裂解气中或从其它气源与轻烃的联合气中分离的，例如从烃的液体催化裂解的气体产物中分离的。具体讲，本发明是涉及一种在脱乙烷器中处理一种脱甲烷的裂解气物流，其中得到的脱乙烷器塔顶产物流至少包括产品规格纯度的乙烯。虽然根据希望的处理要求，可在该塔顶物流中得到低纯度的乙烯。本发明的一个要求是在现有技术脱乙烷器的精馏段增加理论级，其中理论级原本设计仅从重组分中实现乙烷和乙烯的最小分离。原则上，本发明适用于脱乙烷器和乙烯/乙烷分馏柱的组合，在此，塔顶产物流是从第一柱下游物流“分离”或分馏，从而得到所要求的产物。现已按从重组分中得到丙烯和丙烷以及从含较重产物流中得到丁烯和丁烷相类同的观念开发了分馏序列设计技术。因此，本发明原则上是适用于分离(1)至少包括二种产品组分的一种塔顶产品物流分离成为第一柱的一种塔顶产品，(2)至少两种产品组分的塔顶产品物流在第二柱分离成二种产品物流。
相当令人惊异地发现：(1)从较重组分分离乙烯和乙烷的脱乙烷器产生一种塔顶产品物流，以致该物流的乙烯纯度和/或回收可从很宽范围变化，(2)脱乙烷器塔顶冷凝器的冷用量(the cold utility)基本一样，与乙烯纯度或在塔顶产品物流中乙烯回收程度无关。为了达到这惊人的结果，侧馏分必须从脱乙烷器的精馏段拔出，它包括在精馏段进料组分的主要部分。侧馏分物流不再回送到脱乙烷器中，虽然在现有技术中，这种侧馏分的部分回流已很好确立和限定的。在Carlberg等人的上述文章中叙述过用于侧富集器这侧馏分物流的部分或全回流或从精馏段的部分或全部中间冷凝工艺中也已众所周知。虽然在下面的具体实例中，对于本发明的侧馏分拔出脱乙烷器进料的基本上全部乙烷和从脱乙烷器塔顶产品物流中得到聚合级乙烯产品的约70％乙烯是有利的，但这种描述并不是关于本发明从脱乙烷器塔顶产品物流中回收聚合级乙烯的限定。来自本发明脱乙烷器的侧馏分物流在C2分离器中的相继分馏需要较小直径的柱并在塔顶冷凝器中显著减小冷凝功率。因此，脱乙烷器和C2分离器的塔顶冷凝器整个冷凝功率也大大下降。
为达到本发明目的加到脱乙烷器的精馏级将控制脱乙烷器塔顶产品的乙烯纯度。下面的图显示出在脱乙烷器的塔顶产品物流中可以得到希望的任何纯度乙烯(99.9％摩尔或低纯度)，而改变脱乙烷器的级数或塔顶产品中回收的乙烯量以达到由于装置和动力成本决定的最佳成本节约。虽然在下面叙述中列举了本发明的具体实例，但本发明所具有的其它很多优点对本领域专业人员将是显而易见的。如在一定环境中装置和动力成本的比较优化而实现的成本节约。
侧馏分经附加的分馏，最好在低压、热泵C2分离器中以便从侧馏分物流的乙烷中分离出乙烯，虽然任何现有技术的乙烯/乙烷分馏体系通过结合本发明的低投资和冷用量花费已有了有益的改进。更有利的是处理从例如丙烷、丁烷或萘等进料得到的裂解气。当在侧馏分中乙烯拔出率高达柱进料乙烯的70％(摩尔)时，发现约43实际塔板或约30理论级应加到侧馏分拔出级上面的精馏段。以从柱塔顶产生约99.9％(摩尔)乙烯的聚合级乙烯物流。在脱乙烷器精馏段中本发明的侧馏物的拔出级和脱乙烷器塔顶冷凝器之间的级今后将称之为脱乙烷器的“附加精馏段”。
如上所述，附加精馏段最好产生一种塔顶物流，它包括有聚合级乙烯产品(或按要求较低纯度的)等于或少于脱乙烷器进料中乙烯的约1/3左右，虽然所述进料乙烯的任何部分可在附加回收。本发明中脱乙烷器回流冷凝器功率在下述的整个操作范围相对恒定。对于下述的具体例子，可以得到一种含少于脱乙烷器进料乙烯约60％的、纯度约为98％摩尔乙烯的塔顶产品物流。为其中分馏分析目的，其中所述的精馏段塔板效率约为70％，因此，所述的级将意味理论的级，而称为塔板将意味实际的筛板。
从本发明的公开本领域专业人员将很清楚对于具有附加精馏段的脱乙烷器联合乙烯/乙烷分馏(C2分离器)其整个制冷用量下降要超过现有技术脱乙烷和C2分离的联合。脱乙烷和C2分离的联合冷凝器功率对下述的最佳实例可下降到约24％，其中聚合级乙烯作为脱乙烷器的一种塔顶物流产出。按本发明的进一步优化可以得到装置成本和冷用量的较大节约。
总之，从脱乙烷器拔出侧馏分没有任何部分回流到脱乙烷器的方法，对侧馏分物流的组分产生了一种回流的物流，该物流包含从拔出级上面级的液体物流。回流由精馏离开拔出级的蒸气物流和将它回送到拔出级未完成，拔出级已从离开拔出级的蒸气中除去相当部分的乙烯。因此，本发明的方法今后也称为“精馏的回流脱乙烷器”。本发明的“精馏的回流”是指回流需要在脱乙烷器塔顶产品中达到希望的乙烯纯度(乙烯和乙烷分离)以及要从脱乙烷器进料中得到希望的乙烯/乙烷回收(从丙烯和重组分中分离乙烯/乙烷)。将可以了解到这种联合的回流，精馏的回流达到了惊人的结果；它比未得到相对纯乙烯物流的现有技术操作，在脱乙烷器塔顶冷凝器的冷用量方面没有进一步增加。
在本发明的其它实施方案中，可将现有技术脱乙烷器按本发明改造成精馏的回流脱乙烷器。按本发明改造或从头设计的脱乙烷器包括在柱上加精馏段(附加的精馏段)或安装分离柱，在其中精馏的回流方法的实施可得到高纯度乙烯产品或按要求的低纯度乙烯产品。
附图的简述
图1是现有技术脱乙烷器联合热泵C2分离器的流程图。
图2是表示本发明附加精馏回流段加到图1的脱乙烷器上联合图1所示热泵C2分离器的流程图。
图3是一脱乙烷器-回收的乙烯与本发明精馏的回流脱乙烷器的塔顶产品中希望的三种级别的乙烯纯度所需实际塔板数对比图。
图4是一乙烯和乙烷(图上标号为1或“C2′S”)和丙烯、丙烷与丁烷(图上标号为2或“C3′S”)组分图。两组图示的相对蒸气组成与按图1所述的现有技术脱乙烷器操作的实际塔板数绘成图。“冷凝器”符号在图x轴上表示柱顶，“再沸器”符号在x轴上表示柱底。
图5是一乙烯和乙烷(图上标号为1或“C2′S”)和丙烯、丙烷与丁烷(图上标号为2或(“C3′S”)组分图。由两组图示的相对蒸气组成对按图2所述的现有技术脱乙烷器操作的实际塔板数绘成图。“冷凝器”符号在x轴上表示柱顶，“再沸器”符号在图的x轴上表示柱底。
发明详述
对从进料级到侧馏分拔出级的脱乙烷器段，本发明操作与现有技术的脱乙烷器类同，在其中将侧馏分物流拔出并在C2分离器进一步分馏以便从乙烷中回收乙烯，回流物流从它前级供给侧馏分拔出级。本发明在侧馏分拔出级之上建立了附加精馏段，压力基本上与该脱乙烷器其余部分相同，其中从乙烷中精馏乙烯，而塔顶冷凝器的冷用量比没有加附加精馏段的脱乙烷器并没有明显增加。下面将对具有低压、热泵的C2分离器的现有技术脱乙烷器与具有低压、热泵C2分离器的本发明脱乙烷器进行对比。
现有技术的脱乙烷器
图1是现技术的方法，它包括柱C100(有精馏和汽提段的脱乙烷器)和C101(低压、热泵C2分离器)。图1上绘出的其它装置有交换器E100(脱乙烷器的再沸器，最好用急冷水加热)、E101(脱乙烷器的塔顶冷凝器，最好用丙烯致冷剂冷却)、.E102(脱乙烷器塔顶产物部分蒸发器，最好回到脱甲烷器进料冷冻)、E103(C2分离器热泵再沸器)、E104(C2分离器热回收再沸器、最好冷冻脱甲烷器进料)、E105(冷箱交换器，最好回收处理物流冷冻)、E106(乙烯致冷负荷，最好脱甲烷器进料冷冻)、E107(乙烷循环蒸发器)、E108(乙烯致冷剂冷凝器，丙烯致冷制)和E109(乙烯致冷剂冷却器，丙烯致冷剂)，和级S100/S101(敞口乙烯制冷回路压缩机级，其中S101代表两个压缩级)。在此叙述到S102级(未在图1上表示)是为说明在丙烯制冷压缩机中压缩机马力比较节省，该压缩机供交换器E108和E109对乙烯制冷回路的冷冻。
图1的处理物流为100物流(上面和下面，即蒸气和液体，脱甲烷裂解气的物流)、101(脱乙烷器塔底物流)、102(脱乙烷器塔顶产物)、103(C2分离器塔底产物)、104(来自C2分离器的顶级蒸气物流)、105(来自敞口乙烯制冷回路的最低压力级桶蒸气)、106(冷凝在C2分离器再沸器中的热泵C2分离器回流液)、107(来自敞口乙烯制冷回路的最高压力级桶蒸气)、108(低温冷却的乙烯制冷回路冷凝液用于C2分离器回流)、109(乙烷循环，即C2分离器的净塔底产物)和110(来自C2分离器的净乙烯产物)。表1列出该实例的物流组成，比率和条件。
取自脱甲烷器的上部蒸气、下部液体的物流100加到柱C100中的进料级段、将它们加到指定的上部级和下部级。在此进料段将称为进料级。柱C100包括28块实际塔板，物流100加到塔板11和12(柱100的顶塔板为塔板)。为了对这里详细叙述的实例的柱分析的目的，精馏段的塔板效率约70％和在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分别供给柱C100冷量、回流液和热量、再沸的动力。在塔顶产品物流，102物流中C3′的相对量和在塔底物流，101气流中的C2′相对量表明这些组份分离的工业要求水平。这种分离程度一般对本发明用于对比目的的实例可以重复，但并不对本发明构成特别限定。作物流组份的轻烃相对量能很宽变化，取决于产生裂解气的料源。
交换器E101的功率对在约240psia操作的柱C100约为50.9MMBtu/hr。物流101如图1所示最好在C3分离器(未绘出)中进一步分馏。
物流102在交换器E102中部分气化再加到在约psia操作的柱C101中，它的塔顶物流，物流104进入敞口制冷回路低压桶里，结合气化的乙烯制冷剂而形成物流105，其中物流105加到敞口制冷剂回路的第一级，S100级。来自S100级的压缩蒸气经汽提，但其一部分流到压缩机的第二级，101级。剩余的物流106在C2分离器再沸器，交换器E103中冷凝，冷凝气加到C2分离器的顶级作回流液。来自S102级的压缩蒸气在交换器E107、E108和E109中冷凝。来自S102级的部分冷凝蒸气拔出作最后乙烯产品，物流110；而另一部分在交换器E105中低温冷冻用作柱C101回流液，最后部分物流作乙烯制冷剂用，最终流入交换器E106。
柱C101的塔底净产物，物流109为相对纯的乙烷。物流103包含物流109，其中物流103的一部分用作脱甲烷器进料的冷却。由汽化C2分离器的净乙烷塔底产物产生的制冷剂回收到在交换器E107中的乙烯制冷剂回路。这种低压、热泵C2分离器的构思操作基本与这实例和其后叙述本发明的相同。因此，对于本发明的实例将不讨论C2分离器和敞口乙烯制冷剂回路的操作，而只指出现有技术操作和图2所示本发明操作之间重要差异。
本发明的脱乙烷器
图2是本发明包括柱C200和C201(C200是具有汽提段和精馏段的脱乙烷器，其中精馏段包括进料段和侧馏份拔出级和附加精馏段之间的级，C200A包括侧馏份拔出级和塔顶冷凝器之间的级，C201是低压，热泵C2分离器)。绘在图2上的其它装置是交换器E200(脱乙烷器再沸器，最好用急冷水加热)、E201(脱乙烷器塔顶冷凝器，最好用丙烯制冷剂冷却)、E202(脱乙烷器部分汽化的侧馏份物流，最好回收到脱甲烷器进料冷却)、E203(C2分离器热泵再沸器)、E204(C2分离器热回收再沸器，最好冷冻脱甲烷器进料)、E205(冷箱交换器，最好回收处理物流冷却)、E206(乙烯制冷剂负荷，最好脱甲烷进料冷却)、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(敞口乙烯制冷回路压缩机级，其中S201相当于2个压缩级)。为说明在丙烯制冷压缩机中压缩机马力相对节省，在此叙述到S202级(图2中没有绘出)，该压缩机供交换器E208和E209冷冻乙烯制冷回路。
图2的处理物流是物流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(脱乙烷器塔底物流)、202(侧馏份物流)、203(脱乙烷器塔顶乙烯产品物流)、203A(加到C2分离器的相对不纯的脱乙烷器塔顶乙烯产品物流)、204(C2分离器塔底产物)、205(来自C2分离器的顶级蒸气物流)、206(来自敞口乙烯制冷回路的最低压级桶蒸气)、207(冷凝在C2分离器再沸器中的热泵C2分离器回流液)、208(来自敞口乙烯制冷回路的最高压级桶蒸气)、209(用作C2分离器回流液的低温冷却乙烯制冷回路冷凝液)、210(乙烷循环、即C2分离器塔底净产物)和211(来自C2分离器的净乙烯产物)。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，包括若干制冷负荷的丙烯压缩机总马力，但不包括C2分离器制冷负荷、S202级马力以“BASE-996”词代表，表示比图1现有技术实施例的BASE量节省996马力。
脱乙烷器，柱C200包括一附加的精馏段，柱C200A，其中来自侧馏份拔出级的蒸气从塔底进入，经精馏形成物流203或203A。以约240psin操作的柱C200包括约57个实际塔板，其中在塔板41和42加入物流100(柱C200的顶板为塔板数1)。侧馏份拔出级在塔板数30处。物流203是图2中的侧馏份物流并直接进入数“1”，表示它接到图的另一边的另一数“1”处和包括在乙烯产物桶中脱乙烷器的塔顶产品物流。脱乙烷器塔顶冷凝器，交换器E201需要的功率约为50.7MMBtu/hr，依据201、202和203物流之间分离程度，在表2中列出这些实例的全部物流数据。
图2中的物流203A包含物表示一种操作方式，其中在柱C200塔顶馏出物流中不要求有产品规格的乙烯或用脱乙烷器是不能实现的。然后，全部或部分塔顶馏出物流作为203A物流进到比物流202高一级的柱C201，剩余部分塔顶馏出物流，物流203，若有的话直接进到乙烯产物桶和回收作物流211，如图2所表示的。另外，物流203可简单地用作比由C2分离器操作所得品级较低的乙烯产品，对现有实例，物流203要达到很高纯度乙烯、脱乙烷器、柱C200要以约29块附加实际塔板为代价。在本发明的另一实例中，重要的装置成本得到节省，其中交换器E201功能和它的辅助桶加到交换器E208和它的辅助产物桶中。对这样的实施例，将来自柱C200A顶级的蒸气物流与交换器E207和E208之间C2分离器的加工物流相混合，从而取消了一交换器和一个桶。通过泵输来自与E208相关的桶的液态乙烯到柱C200A的顶级而得到脱乙烷器的回流液。
上面已基本上叙述了柱C200和相关热泵，敞口制冷回路的操作，当对图1和2所示方法的脱乙烷器和C2分离器整个冷凝功率作比较话，本发明冷用量要比现有技术节省约24％以上。表3比较了它们的这些功率。这种用量的下降除在C2分离器的精馏段减少蒸气和液体输送外，其好处是表明推荐缩小柱直径。C2分离器中相关冷凝功率降低表明敞口制冷回路单一塔顶冷凝器或相关的装置在尺寸和成本上也将减小。
此外，从本发明可知物流203或203A的纯度可以达到从下游分馏器塔顶产物中得到的同样规格纯度。另外，从物流203或203A能得到其它任何要求的纯度并可作为产物回收或送到下游分馏柱进一步分馏。若从脱乙烷器，柱C200塔顶物流中得到的是液体产物，从塔顶冷凝器的剩余冷凝液作回流液送回到C200A段。已发现在柱C200中从它的上级“回流”到侧馏份拔出级的液体流速约等于回流到图1中柱C100顶级的液体流速。
图3是一如表2所述进料方式，上部和下部物流100时本发明有效操作的范围程度表示图。如图3特征的说明，附加的精馏段，段C200A中的实际塔板表示为横轴，标记上“塔板数”。标记上“从脱乙烷器回收乙烯％”的纵轴表示图2中上部和下部物流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％”说明按本发明从取自丙烷的裂解气物流分馏经段C200A操作在物流203中得到的乙烯纯度。本领域专业人士会很清楚图3所示曲线的进一步延伸将能准确的估算出回收高纯乙烯到脱乙烷器塔顶产物流中所需要的级数。
本发明可以有利地使用任何构型的C2分离器，对本发明的实际操作关键是附加精馏段中来自侧馏份拔出级的蒸气精馏。按图3所示的综合结果验证，本发明对裂解气的分馏有广泛应用范围，在装置和制冷动力成本上有较大节省。
此外，图4和图5都说明柱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分离的图形是类同的，显然，按图5所示操作的本发明脱乙烷器要比按图4所示操作的现有技术脱乙烷器产生同样分离度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 (13)

1.一种用于从轻烃中分离乙烯和乙烷的方法，它包括：
(a)脱乙烷器进料，包括相当大量的乙烯和乙烷并基本上没有比乙烯沸点更低的其它组分；
(b)脱乙烷器，其进料级上方有精馏段，进料级下方有汽提段并且在精馏段顶级上方有一塔顶冷凝器供脱乙烷器起回流作用；
(c)将脱乙烷器进料加入进料级并从进料级和侧馏分拔出级之间的较重进料组分中完成乙烯和乙烷的分离，其中侧馏分拔出级位于脱乙烷器的进料级和顶级之间；和
(d)在侧馏分拔出级至少拔出在侧馏分蒸气或液体物流的进料中乙烷的5％，因此没有侧馏分物流返回脱乙烷器。
2.权利要求1的方法，其中顶级和侧馏分拔出级之间的精馏段大于5级。
3.权利要求1的方法，其中脱乙烷器塔顶产物为含90-99.9％(摩尔)乙烯的物流。
4.权利要求3的方法，其中侧馏分拔出级和塔顶冷凝器之间的实际塔板数为约7-45块实际塔板。
5.权利要求4的方法，其中进料中的5-99％乙烷回收于侧馏分中。
6.权利要求1的方法，其中侧馏分在低压、热泵C2分离器中进行分馏。
7.权利要求6的方法，其中脱乙烷器和C2分离器冷凝来自同一热交换器中它们的顶级的蒸气物流。
8.权利要求1的方法，其中脱乙烷器的操作压力约为240psia。
9.一种分离第一柱塔顶产物的方法，该产物包含有高、低沸点的两种产物烃组分，该方法包括：
(a)第一柱的进料，它至少包括两种产物烃的组分，其中第一柱进料中基本上没有比产物烃组分沸点低的组分，
(b)第一柱，在其进料级上方有精馏段，进料级下方有汽提段和在精馏段顶级上方有一塔顶冷凝器供第一柱起回流作用；
(c)将第一柱进料加入进料级并在精馏段中从进料级和侧馏分拔出级之间的重进料组分中分离出产物烃组分，其中侧馏分拔出级位于脱乙烷器的进料级和顶级之间；
(d)在侧馏分拔出级至少拔出侧馏分蒸气或液体物流中5％高沸点产物组分，因此没有侧馏分物流回到第一柱，
(e)得到一种塔顶产物物流，它含有约90％(摩尔)以上的低沸点产物组分；和
(f)在第二个柱中分馏侧馏分物流以分离高、低沸点组分。
10.权利要求9的方法，其中将第一柱塔顶产品物流在邻近顶级的级位加到第二柱中，此级位要比将侧馏分加入第一柱的级位更近顶级。
11.权利要求9的方法，其中第一柱冷凝器和侧馏分拔出级之间的实际塔板数大于7。
12.权利要求9的方法，其中在第一柱进料中回收到塔顶产品物流中低沸点产物烃组分量约高于20％，在塔顶产物流中它的纯度约高于90％(摩尔)。
13.权利要求1和8的方法，其中冷凝器的功率对于在此所述的操作范围基本保持相同。
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