專利名稱：：提高乙烯回收率的輕烴分離方法
技術(shù)領(lǐng)域：
：本發(fā)明屬于化學(xué)工程領(lǐng)域，尤其涉及乙烯裝置以及其他輕烴加工裝置的回收乙烯方法的改進(jìn)。眾所周知輕烴是指脫除了碳五或碳四以上重組分的烴類裂解產(chǎn)物，也可以指其他來源的其組成主要包括氫、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷等碳五以下烴的混合物。輕烴需進(jìn)一步加工，分離成乙烯、丙烯等產(chǎn)品。輕烴進(jìn)行分離一般采用精餾和閃蒸。衡量分離方法優(yōu)劣的指標(biāo)是能耗、投資和產(chǎn)品回收率，尤其是主產(chǎn)品乙烯的回收率，這三個(gè)指標(biāo)往往是相互矛盾的如要求產(chǎn)品回收率高則常常需要較高的能耗和/或投資。一個(gè)優(yōu)秀的分離方法在于能同時(shí)兼顧三個(gè)方面的要求，從而使生產(chǎn)成本最低。輕烴分離過程大致可分為脫甲烷系統(tǒng)、脫碳二系統(tǒng)和脫碳三系統(tǒng)三大部分，乙烯的損失主要發(fā)生在脫甲烷系統(tǒng)和脫碳二系統(tǒng)，而發(fā)生在脫甲烷系統(tǒng)的乙烯損失通常占乙烯總損失的60％以上，分離過程中能耗最大的兩個(gè)塔是乙烯精餾塔和脫甲烷塔，因此要充分重視脫甲烷系統(tǒng)的設(shè)計(jì)。目前有多種分離流程，其中大量采用的一種脫甲烷系統(tǒng)流程(以下稱流程一)參見圖一。該流程是輕烴經(jīng)過壓縮機(jī)C101，冷卻器E101，干燥器Y101和冷卻器E102后進(jìn)入氣液分離罐F101。F101出口的液體進(jìn)入脫甲烷塔D101，出口的氣體再經(jīng)過幾級(jí)冷卻和閃蒸，氣液分離罐F102、F103和F104的出口液體仍然進(jìn)入脫甲烷塔，F(xiàn)104出口的氣體是甲烷、氫和受相平衡約束的乙烯，該氣體繼續(xù)通過換熱器E109，冷卻至-165℃左右進(jìn)入最后一級(jí)氣液分離罐F105，出口氣體主要是氫，出口液體主要是甲烷。E109所需的冷量由氫和減壓后的甲烷提供。出E109的低壓甲烷和氫進(jìn)入前幾級(jí)換熱器E107～E103，有時(shí)也進(jìn)入E102，繼續(xù)作為冷源提供冷量。為了達(dá)到F104的出口溫度，一般在-127℃～-130℃之間，除了由脫甲烷塔塔頂?shù)臍庀喈a(chǎn)品甲烷經(jīng)減壓后也作為冷源外，尚需以液相狀態(tài)抽出部分甲烷產(chǎn)品作為補(bǔ)充冷源，由抽出液相甲烷的數(shù)量來控制F104的溫度。脫甲烷塔的分離要求是塔底產(chǎn)物脫除甲烷、塔頂產(chǎn)物脫除乙烯至規(guī)定指標(biāo)，控制的方法同常規(guī)精餾塔。脫甲烷塔底部產(chǎn)物為碳二及以上餾分，送至脫乙烷塔D104。D104的塔頂產(chǎn)物碳二餾分經(jīng)過乙炔加氫反應(yīng)器R101除去乙炔后進(jìn)入乙烯精餾塔，從該塔的上部得到主產(chǎn)品乙烯，塔底產(chǎn)物為乙烷。脫乙烷塔底部產(chǎn)物為碳三或更重餾分，進(jìn)入脫碳三系統(tǒng)。由以上敘述可知，脫甲烷系統(tǒng)的乙烯損失發(fā)生在三處，即A、F104的氣相出料B、脫甲烷塔D101的塔頂氣相出料C、脫甲烷塔D101的塔頂液相出料A點(diǎn)的損失在一定進(jìn)料組成下取決于F104的溫度，溫度愈低則乙烯損失愈少，但脫甲烷塔的冷凝器負(fù)荷愈大，而且此點(diǎn)的溫度還受到相平衡和傳熱溫差要求的限制，溫度一般不低于-130℃。B、C兩點(diǎn)的乙烯損失取決于脫甲烷塔的回流比和液相甲烷的抽出量，要降低這兩點(diǎn)的乙烯損失必須以增加能耗為代價(jià)，這點(diǎn)是不言而喻的。發(fā)明專利90101957.7敘述了一種從含甲烷、乙烷和乙烯等氣體混合物中回收乙烯的工藝。該工藝采用一系列傳熱和傳質(zhì)同時(shí)進(jìn)行的設(shè)備和兩個(gè)以上的脫甲烷塔，該法有很高的乙烯回收率，但能耗和設(shè)備投資不一定低。發(fā)明專利ZL92100471.0即雙塔前脫乙烷流程的能耗較低，但乙烯回收率低于發(fā)明專利90101957.7。本發(fā)明的目的是提高乙烯回收率、降低脫甲烷塔的負(fù)荷以及降低能耗。本發(fā)明是一種節(jié)能、乙烯回收率高和脫甲烷塔負(fù)荷小的輕烴分離方法，流程是進(jìn)料經(jīng)過壓縮、冷卻和脫除水份后，進(jìn)一步冷卻和閃蒸，得到氣體和液體分別進(jìn)入高壓脫乙烷塔，進(jìn)行碳二餾份的非清晰切割。高壓脫乙烷塔底部產(chǎn)物去低壓脫乙烷塔進(jìn)行碳二和碳三餾份的分離。高壓脫乙烷塔的塔頂產(chǎn)物經(jīng)過逐級(jí)冷卻和閃蒸得到一股以上的液體作為脫甲烷塔的進(jìn)料，氣體進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入一吸收塔，用液相甲烷去吸收進(jìn)口氣體中的乙烯，吸收塔出口液體返回脫甲烷塔作為上部進(jìn)料。脫甲烷塔釜液不含碳三餾份，去乙炔加氫反應(yīng)器或乙烯精餾塔。低壓脫乙烷塔的頂部出料在脫除乙炔后去乙烯精餾塔，作為該塔的第二股進(jìn)料，釜液去脫碳三系統(tǒng)。流程的特征是在脫甲烷塔的上游有塔頂出料只含部分碳二餾份的高壓脫乙烷塔和以甲烷為吸收劑的甲烷吸收塔。甲烷吸收劑的溫度在-120℃～-145℃范圍，較適宜的溫度是-130℃--140℃。當(dāng)脫甲烷塔在高壓下操作時(shí)，本發(fā)明的工藝流程見圖二。輕烴經(jīng)過壓縮機(jī)C101、干燥器進(jìn)料冷卻器E101。干燥器V101和干燥器后冷卻器冷卻至2℃--25℃，進(jìn)氣液分離罐分離成氣相和液相。氣液分離罐可以是一級(jí)，如圖所示的F101，也可以在冷卻過程中進(jìn)行幾級(jí)分離，得到一股以上的液相。液相至高壓脫乙烷塔D102，氣相進(jìn)一步冷卻至-30℃～-37℃后進(jìn)入D102，在D102進(jìn)行碳二餾分的非清晰切割，塔頂產(chǎn)物是進(jìn)料中的全部甲烷、氫和30％-70％的碳二餾分，塔底產(chǎn)物是其余的碳二餾分及更重組分。D102塔頂產(chǎn)物經(jīng)過D101中沸器E112和換熱器E103～E106冷卻和部分冷凝，在F102和F103閃蒸得到兩股液體進(jìn)入脫甲烷塔作為進(jìn)料。F103出口的氣體經(jīng)E107冷卻至-105℃～-121℃之間進(jìn)入吸收塔D103，用來自脫甲烷塔，溫度為-130℃～-140℃之間的液相甲烷作為吸收劑，也可用其他來源的液相甲烷作為吸收劑把F103出口氣體中的乙烯吸收下來。吸收率由進(jìn)入吸收塔的氣液相溫度和液相數(shù)量決定，可達(dá)到99.5％左右。從D103底部出口的吸收劑作為脫甲烷塔的第一股進(jìn)料進(jìn)入脫甲烷塔的上部。脫甲烷塔(D101)塔底釜液不含碳三餾分，進(jìn)入乙炔加氫反應(yīng)器(R101B)和乙烯精餾塔D105而得到乙烯和乙烷。當(dāng)脫甲烷塔在低壓，例如在0.5-1.5MPA范圍內(nèi)操作時(shí)，本發(fā)明的工藝流程和圖二所示基本相同，差別主要在于熱集成的方式不同。由于在高壓脫乙烷塔脫除了部分碳二餾分和全部碳三以上的重組分，使脫甲烷塔提餾段的負(fù)荷下降，所需的上升蒸汽量減少。利用這一條件，可以優(yōu)化脫甲烷塔進(jìn)料的熱狀態(tài)(q值)，即降低進(jìn)料的液化率，采用把脫甲烷塔的液相進(jìn)料經(jīng)減壓閃蒸后去冷卻脫甲烷塔進(jìn)料的方法，使原來在脫甲烷塔再沸器回收的-62℃左右等級(jí)的冷量提高至等級(jí)為-101℃和-135℃的冷量，從而降低了能耗，圖六表示了這樣一種熱集成方式。圖六的流程是高壓脫乙烷塔D102的塔頂產(chǎn)物經(jīng)過脫甲烷塔D101的再沸器E111、冷卻器E116。脫甲烷塔的中間再沸器E112和冷卻器E117后進(jìn)入氣液分離罐F102，F(xiàn)102出口液體經(jīng)減壓閃蒸后降低了溫度，和F102的部分出口氣體在E121中進(jìn)行換熱后進(jìn)入脫甲烷塔。更好的選擇是將F102出口的液體一分為二，部分液體直接進(jìn)入脫甲烷塔，部分液體與F102的部分出口氣體進(jìn)行換熱后再進(jìn)入脫甲烷塔。未經(jīng)換熱的F102出口氣體去E105換熱后再與經(jīng)過E121換熱的氣體混合，在E106中進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入F103進(jìn)行氣液分離。F103出口的液體在減壓后與部分F103出口氣體在E122中進(jìn)行換熱后去脫甲烷塔。根據(jù)A點(diǎn)控制乙烯損失和降低D101精餾段負(fù)荷的要求，決定D103進(jìn)口氣體的溫度。如需進(jìn)一步降低D103進(jìn)口氣體的溫度，可將D103出口液體也在E122中換熱后再去脫甲烷塔作為進(jìn)料。脫甲烷塔在低壓下操作時(shí)塔頂溫度低于-101℃，因而不能直接用乙烯冷媒去冷卻塔頂氣體，而是塔頂氣體先換熱，再用乙烯冷媒與塔頂氣體冷卻產(chǎn)生冷凝液。冷凝液一部分作為回流；一部分去甲烷吸收塔D103。D103出口液體返回D101作為第一股進(jìn)料。脫甲烷塔的釜液經(jīng)乙炔加氫反應(yīng)器脫除乙炔后去乙烯精餾塔。當(dāng)進(jìn)料已經(jīng)加壓至3MPa左右并已脫除乙炔時(shí)，例如進(jìn)料來自乙烯裝置的前脫丙烷塔的塔頂時(shí)，則進(jìn)料不必經(jīng)過壓縮(C101)和脫水(V101)，直接去E101冷卻后進(jìn)入高壓脫乙烷塔，且脫甲烷塔的釜液不經(jīng)過乙炔加氫反應(yīng)器直接去乙烯精餾塔。本發(fā)明所達(dá)到的效果一、提高了乙烯回收率1.極大地降低了A點(diǎn)的乙烯損失由于吸收塔D103有多個(gè)平衡分離級(jí)和吸收劑，在D103出口氣體溫度較流程一或其他相似流程的F104出口溫度高的情況下，本發(fā)明的乙烯損失較一個(gè)平衡分離級(jí)的F104出口A點(diǎn)的乙烯損失降低70％以上。2.消除了其他流程中C點(diǎn)的乙烯損失流程一或其他相似流程自脫甲烷塔抽出的液相甲烷作為冷劑使用，汽化后排出系統(tǒng)，其中所含乙烯全部損失。本發(fā)明抽出的液體甲烷作為吸收劑使用，經(jīng)吸收塔后返回脫甲烷塔，因此，不論抽出多少液相甲烷和其乙烯濃度，其中所含的乙烯并不損失。因此本發(fā)明脫甲烷系統(tǒng)的乙烯損失可降低四分之三左右。二、降低了脫甲烷塔的負(fù)荷由于甲烷吸收塔D103的出口溫度較流程一的F104高，在進(jìn)料組成和壓力都相同的條件下出口氣體中的甲烷量較流程一高，因此減少了進(jìn)入脫甲烷塔的甲烷量，減少的比例和吸收塔的工藝參數(shù)有關(guān)，其中最重要的參數(shù)是D103的進(jìn)口氣體溫度，進(jìn)料甲烷量降低的比例可達(dá)30～50％。當(dāng)甲烷吸收塔不和前文所述的高壓脫乙烷塔相結(jié)合時(shí)，如下文實(shí)施例所述的流程器三和流程四，減少進(jìn)脫甲烷塔的甲烷量并不能降低脫甲烷塔的負(fù)荷至有意義的程度，即脫甲烷塔的氣液相流量和冷凝器、再沸器的負(fù)荷不能較大幅度降低(見下文表四所列數(shù)據(jù))，這是因?yàn)檫M(jìn)塔的碳三餾份和/或部分碳二餾份未被切除，釜液脫除輕組分所需塔釜上升蒸汽量的要求和流程1基本相同，因此塔頂冷凝器的負(fù)荷取決于全塔的熱量平衡，即使塔頂甲烷出料量減少，仍然不能降低冷凝器的熱負(fù)荷。本發(fā)明的脫甲烷塔的進(jìn)料只有甲烷和部分碳二餾份，此時(shí)提餾段脫除釜液中輕組分甲烷所需的上升蒸汽量較流程一下降，對于高壓脫甲烷塔，下降了40％左右；而對于低壓脫甲烷塔，則下降了60％左右，此時(shí)，無論是高壓脫甲烷或低壓脫甲烷，全塔熱平衡已不是冷凝器負(fù)荷的控制因素，塔頂甲烷出料量減少，精餾段所需的回流量就減少，即精餾段的氣液相負(fù)荷和冷凝器負(fù)荷也減少，因此本發(fā)明的脫甲烷塔的全塔負(fù)荷下降。三、降低了能量消耗如前文所述，流程一及其相似流程要降低乙烯損失必須增加能量消耗，但是本發(fā)明在提高乙烯收率的同時(shí)非但不增加能耗，反而降低了能耗，原因是1.本發(fā)明降低乙烯損失的措施是采用吸收塔D103，用甲烷去吸收出口氣體中的乙烯，抽出脫甲烷塔塔頂?shù)囊合嗉淄樽鳛槲談┎⒉辉黾用摷淄樗淠鞯呢?fù)荷，理由有兩點(diǎn)第一，抽出的液相甲烷返回脫甲烷塔作為第一股進(jìn)料，其作用相當(dāng)于回流，吸收劑量增加則所需的回流量減少。第二是D103進(jìn)口氣體溫度較流程一及其相似流程的F104進(jìn)口氣體溫度高，E107的熱負(fù)荷降低，因而減少或取消了E107對液相甲烷的需求量。綜合這兩點(diǎn)理由，使脫甲烷塔冷凝器的負(fù)荷并不比流程一及其相似流程增加。2.由于前文二、降低了脫甲烷塔的負(fù)荷這一節(jié)所述的理由，本發(fā)明的脫甲烷塔的冷凝器負(fù)荷低于其他流程。3.本發(fā)明的乙烯精餾塔有兩股組成不相同的進(jìn)料，較單股進(jìn)料的乙烯精餾塔節(jié)能。碳二餾分中乙烯的濃度愈低，節(jié)能的效果愈顯著，乙烯精餾塔的冷凝器負(fù)荷從單股進(jìn)料改為雙股進(jìn)料后可降低4～10％。若擴(kuò)建時(shí)再增加板數(shù)，雙股進(jìn)料的優(yōu)越性更為顯著。因此流程二的能耗低于其他流程。附圖及其說明圖一是輕烴分離流程一草二是本發(fā)明應(yīng)用于高壓脫甲烷系統(tǒng)的工藝流程(流程二)草三是輕烴分離流程三草四是輕烴分離流程四草五是輕烴分離流程五草六是本發(fā)明應(yīng)用于低壓脫甲烷系統(tǒng)的工藝流程(流程六)草圖設(shè)備名稱說明C101進(jìn)料壓縮機(jī)C102甲烷壓縮機(jī)D101脫甲烷塔D102高壓脫乙烷塔D103甲烷吸收塔D104低壓脫乙烷塔D105乙烯精餾塔E101干燥器進(jìn)料冷卻器E102干燥器后冷卻器E103～E107脫甲烷塔進(jìn)料冷卻器E109甲烷氫冷卻器E110脫甲烷塔冷凝器E111脫甲烷塔再沸器E112脫甲烷塔中沸器E115D102回流冷卻器E116～E117乙烯冷媒冷卻器E120甲烷冷卻器E121～E122換熱器F102～F105氣液分離罐P101脫甲烷塔回流泵P102D102回流升壓泵R101乙炔加氫反應(yīng)器V101干燥器(R101A～R101B)物料代號(hào)說明C3碳三以上餾分E4乙烯E6乙烷F進(jìn)料H2氫氣LP低壓甲烷MP中壓甲烷實(shí)施例某45萬噸/年乙烯裝置，擬擴(kuò)建至60萬噸/年，現(xiàn)以相同的設(shè)計(jì)基準(zhǔn)，用流程模擬件嚴(yán)格計(jì)算幾種不同的流程方案，比較這些方案的能量消耗、乙烯損失和幾個(gè)主要精餾塔的負(fù)荷。脫甲烷塔的操作壓力為3.1MPA，脫甲烷塔中沸器和乙烯塔中沸器的負(fù)荷是根據(jù)熱集成的需要決定的。幾種不同的流程方案是1.方案一前文圖一所表示的流程一2.方案二前文圖二所表示的流程二，即本發(fā)明3.方案三前脫乙烷和前加氫流程，見圖三流程三和流程二的差別主要在于流程三的D102塔頂產(chǎn)物包含了全部碳二餾份，而流程二僅包含了50％左右的碳二餾份，由此引起的差異是(1).流程三的D102塔頂溫度高于流程二，在適當(dāng)提高塔頂產(chǎn)物丙烯含量的前提下可以用等級(jí)較低的丙烯冷媒提供的冷量，因此省去了流程二的D102所需的乙烯冷量，用D104塔頂?shù)睦淠航?jīng)過最高等級(jí)的丙烯冷媒冷卻后送至D102，即D104的冷凝器同時(shí)提供D102和D104的回流。(2).D102的塔頂產(chǎn)物基本上脫除了碳三餾分，因此在其進(jìn)入脫甲烷進(jìn)料冷卻系統(tǒng)冷卻時(shí)，碳二餾分的冷凝全部需要由乙烯冷媒提供冷量。由于流程三進(jìn)入脫甲烷系統(tǒng)的碳二餾分量較流程二幾乎增加一倍，故所需的乙烯冷量也近似增加一倍。因此，即使D102本身不需要乙烯提供的冷量，乙烯冷凍機(jī)的功率仍大于流程二。(3).脫甲烷塔的負(fù)荷流程二小于流程三。(4).流程二的乙烯塔有兩股組成不同的進(jìn)料，而流程三只有一股進(jìn)料，因此前者的乙烯塔負(fù)荷低于后者。此外，流程二和流程三的乙炔加氫反應(yīng)器所在位置和脫甲烷塔中沸器的熱集成方式也不同。4.方案四見圖四所表示的流程四流程四是將流程一作局部修改，采用流程二中的甲烷吸收塔D103，即將E107的出口氣體送至D103，用來自D301回流罐的液相甲烷吸收其中的乙烯，其余和流程一相同。5.方案五見圖五所表示的流程五該流程即為ZL92100471.0所述的雙塔前脫乙烷流程，與流程一的差別僅在于增加了高壓前脫乙烷塔D102。上述五種方案的計(jì)算結(jié)果見表一至表四。由表一至表四所列數(shù)據(jù)可以得出下列結(jié)論1.流程二和流程三都為雙塔前脫乙烷流程，但兩者相比較，流程二的三機(jī)功率低3643kw，丙烯壓縮機(jī)的冷凝器負(fù)荷，即冷卻水的消耗減少了19.4×106KJ/h。2.流程四與流程一相比較，乙烯損失降低了1064T/Y，反映了甲烷吸收塔在流程四中提高乙烯回收率的作用。3.流程五與流程一相比較，三機(jī)功率降低了1611kw，反映了塔頂出料只含部分碳二餾分的高壓前脫乙烷在流程五中的節(jié)能作用。4.流程二與流程一相比較，不僅三機(jī)功率降低了2000kw，大于流程五與流程一的差直，乙烯損失降低了1106T/Y，大于流程四與流程一的差值，而且脫甲烷塔的氣相負(fù)荷下降了35～40％，液相負(fù)荷下降了33～55％。這一優(yōu)點(diǎn)對新建裝置而言是降低了深冷脫甲烷系統(tǒng)的投資，而對乙烯裝置的擴(kuò)建而言，不僅是降低了投資，還具有減少已有設(shè)備的改造工作量，縮短停工周期等顯著優(yōu)點(diǎn)。5.由表一的D104釜液數(shù)據(jù)可知，流程三的丙烯回收率最低，和其它流程相比，丙烯產(chǎn)量減少了約2000T/Y，這是因?yàn)镈102的塔頂溫度較高所致。當(dāng)脫甲烷塔的操作壓力在0.6～1.5MPa時(shí)，各流程之間的乙烯回收率和能耗的差值略有變化，但不改變相對大小，不改變流程二是其中同時(shí)具備乙烯回收率高，能耗低，深冷系統(tǒng)投資省三種優(yōu)點(diǎn)的流程的結(jié)論。表一物料組成Kmol/h<tablesid="table1"num="001"><tablewidth="799">進(jìn)料D104釜液流程一流程二流程三流程四流程五H21225.29CO16.24CH41982.43C2H234.04C2H42713.31C2H6723.400.220.220.550.220.22C3H434.0234.0234.0234.0034.0534.02C3H6850.82846.24846.27840.24846.24846.27C3H825.2025.1825.1925.1025.1825.19C4H676.8676.8676.8676.8676.8676.86C4H894.8694.8694.8694.8694.8694.86C4H102.482.482.482.482.482.48C5H1213.3813.3813.3813.3813.3813.38C6H68.228.228.228.228.228.22合計(jì)7800.561101.441101.501095.691101.441101.50</table></tables>表二乙烯損失Kmol/h<tablesid="table2"num="002"><tablewidth="783">流程一流程二流程三流程四流程五A點(diǎn)3.55510.58930.29240.43713.2230B點(diǎn)1.35170.69661.29921.17661.0689C點(diǎn)1.44700002.4369總損失6.35381.28571.59161.61376.7288總損失差值Kmol/h基準(zhǔn)-5.0681-4.7622-4.7400.375T/Y基準(zhǔn)-1137-1069-106484</table></tables>表三能耗比較<tablesid="table3"num="003"><tablewidth="802">流程一流程二流程三流程四流程五乙烯壓縮機(jī)KW/h39233959527839104076丙烯壓縮機(jī)KW/h2432522485247512433022416低壓甲烷壓縮機(jī)KW/h746550508499891三機(jī)總功率KW/h2899426994307572873927383三機(jī)總功率差值KW/h基準(zhǔn)-20001543-255-1611丙烯冷凝器負(fù)荷106KJ/h231.26214.62234.01231.57214.52負(fù)荷差值106KJ/h基準(zhǔn)-16.642.75-0.31-16.74</table></tables>表四精餾塔負(fù)荷比較<tablesid="table4"num="004"><tablewidth="828">流程一流程二流程三流程四流程五脫甲烷塔D101塔頂氣相V2Kmol/h31192055302030422619塔頂液相L2Kmol/h14671010155717131021塔底氣相Vn-1Kmol/h28961730350928561730塔底液相Ln-1Kmol/h73943223699573573221冷凝器負(fù)荷Qd106KJ/h8.1526.2187.9398.6137.084低壓脫乙烷塔D104塔頂氣相V2Kmol/h61954133347461964133塔頂液相L2Kmol/h23792166194127392167塔底氣相Vn-1Kmol/h32762398277232722398塔底液相Ln-1Kmol/h43023448380442973448冷凝器負(fù)荷Qd106KJ/h20.29014.89329.83220.29414.893乙烯塔D105塔頂氣相V2Kmol/h1281711979123441282211957塔頂液相L2Kmol/h1305412196125441305812176塔底氣相Vn-1Kmol/h55515684550555545672塔底液相Ln-1Kmol/h63166449627063186437冷凝器負(fù)荷Qd106KJ/h119.31111.35116.33119.35111.17</table></tables>權(quán)利要求1.一種高乙烯回收率、節(jié)能和低脫甲烷塔負(fù)荷的輕烴分離方法，工藝流程是輕烴經(jīng)過壓縮，冷卻后進(jìn)入氣液分離罐進(jìn)行氣液分離，液相和氣相分別進(jìn)入高壓脫乙烷塔(D102)進(jìn)行碳二餾份的非清晰切割。高壓脫乙烷塔(D102)底部產(chǎn)物去低壓脫乙烷塔(D104)進(jìn)行碳二和碳三餾份的分離，高壓脫乙烷塔(D102)塔頂產(chǎn)物經(jīng)過逐級(jí)冷卻和閃蒸，得到兩股以上液體進(jìn)入脫甲烷塔(D101)作為進(jìn)料。氣液分離器頂部出口的氣體經(jīng)進(jìn)一步冷卻后進(jìn)入甲烷吸收塔(D103)，用液相甲烷作為吸收劑，把氣液分離罐出口氣體中99.5％的乙烯吸收下來。甲烷吸收塔(D103)底部出口液體返回脫甲烷塔作為上部進(jìn)料。脫甲烷塔(D101)塔底釜液去乙炔加氫反應(yīng)器和/或乙烯精餾塔(D105)而得到乙烯和乙烷。流程的特征是在脫甲烷塔的上游有塔頂出料只含部分碳二餾份的高壓脫乙烷塔和以甲烷為吸收劑的吸收塔。全文摘要本發(fā)明是一種高乙烯回收率，節(jié)能和低脫甲烷塔負(fù)荷的輕烴分離方法，輕烴經(jīng)過壓縮、冷卻和閃蒸后得到的氣體和液體分別進(jìn)入高壓脫乙烷塔，進(jìn)行碳二餾分的非清晰切割，高壓脫乙烷塔塔底產(chǎn)物進(jìn)入低壓脫乙烷塔進(jìn)行碳二和碳三餾分的分離，高壓脫乙烷塔塔頂產(chǎn)物經(jīng)過逐級(jí)冷卻和閃蒸得到二股以上的液體作為脫甲烷塔的進(jìn)料，氣液分離罐出口的氣體經(jīng)冷卻進(jìn)入甲烷吸收塔，用液相甲烷作為吸收劑，將氣體中99.5％的乙烯吸收下來，而甲烷吸收塔底部出口液體返回脫甲烷塔作為進(jìn)料，脫甲烷塔釜液去乙炔加氫反應(yīng)器或乙烯精餾塔。文檔編號(hào)C07C7/00GK1157280SQ9612025公開日1997年8月20日申請日期1996年10月29日優(yōu)先權(quán)日1996年10月29日發(fā)明者倪進(jìn)方申請人:倪進(jìn)方,華東理工大學(xué)