專利名稱：在乙烯裝置中分離c的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種在乙烯裝置中分離C2/C3碳氫化合物的方法，在該方法中，將含有C2-/C3+碳氫化合物的粗煤氣壓縮，從安排在粗煤氣壓縮過程后面的預冷步驟中產(chǎn)生一種氣流及至少一種冷凝物流，并通過兩個處于不同工作壓力下的塔將C2-碳氫化合物和C3+碳氫化合物分離出來。
烯烴裝置(基于它的主要產(chǎn)品，又被稱為乙烯裝置)是各種石油化工全套設備的核心區(qū)段，它提供石油化工中間產(chǎn)品，這些中間產(chǎn)品在其它處理裝置中被加工成化工產(chǎn)品(聚乙烯、聚丙烯、ABS塑料、聚苯乙烯等)。
乙烯生產(chǎn)過程在獲取化工產(chǎn)品的鏈中處于中心位置，所以此過程有特別的意義。乙烯裝置是一種獲取烯烴類碳氫化合物的裝置。將從天然氣或石油中分離出的烷烴族(Paraffinische)或脂環(huán)族(naphtenische)Kohlenwasserstoffschnitte熱裂解，在裝置的分離部分中，從上述過程所產(chǎn)生的粗煤氣中分離出所需要的產(chǎn)品并使之凈化。
下面結(jié)合附圖對本發(fā)明進行進一步說明。


圖1示出了乙烯生產(chǎn)過程的簡化框圖。
圖2為優(yōu)選且有利的前端脫乙烷塔法的示意圖。
圖3示出了本發(fā)明的帶有預冷級的雙塔系統(tǒng)(脫乙烷塔帶有C3+吸收器)。
正如從圖1所示的框圖所得知的那樣，乙烯生產(chǎn)過程可以分成從A到E的五個階段A裂解；B油分餾(Olfraktionierung)和水洗；C壓縮粗煤氣；D分離粗煤氣；以及EC3+后處理。
由飽和烴組成的原料1在水蒸汽參與的情況下被熱裂解(A)，接著被冷卻以便中斷反應。從該步驟得到的產(chǎn)品是粗煤氣2，它基本上由氫、飽和及不飽和烴和水蒸汽的混合物組成。
在油洗和水洗階段B，粗煤氣2被冷卻，并由油組份及重揮發(fā)油組份(熱解油3)凈化。此外，裂解氣中的大部分水蒸汽被冷凝，并在為了裂解而再蒸發(fā)之后再被送回(未示出)。此后，對含重烴(C3+碳氫化合物)的冷凝物4進行分離，并進入C3+處理步驟E中。
經(jīng)預凈化的氣體5在多級粗煤氣壓縮步驟C中被壓縮到高壓(例如被壓縮到約為36巴)，與此同時，通過深低溫工序?qū)⑵浞蛛x成單一產(chǎn)品。同時，對含有C3+碳氫化合物的冷凝物6進行分離，并與冷凝物4一道進入C3+處理步驟E中。
在粗煤氣分離步驟D中，粗煤氣7經(jīng)幾次深低溫分離步驟被分離出C3+餾分8以及以單一產(chǎn)品形式出現(xiàn)的乙烯12，乙烷11，甲烷10和氫9。通過使粗煤氣部分冷凝以及三次分餾實現(xiàn)分離，其中有一步是下面將要詳細描述的C2/C3分離，也就是所謂的脫乙烷塔。這一單元的重要部分仍是C2氫化作用，在氫化作用中，借助于催化加氫，將乙炔轉(zhuǎn)變?yōu)橐蚁?2和乙烷11。
C3+后處理包括處理C3碳氫化合物和重烴，這些碳氫化合物被分離成丙烯13，丙烷14，C4碳氫化合物15，以及熱解揮發(fā)油16(Pyrolysebenzin)。
對于裝置框圖A至C及E而言，工序?qū)崿F(xiàn)原則與公知的乙烯生產(chǎn)工序在很大程度上是相同的，其差別通常僅在具體實施的細節(jié)方面。
最重要的工序步驟是乙烯裝置的粗煤氣分離部分D，尤其是該工序中的對C2-/C3+進行分離的過程。下面將描述在該工序步驟中幾種可能的安排。
粗煤氣分離工序D包括三個分離步驟[C1/C2分離(脫甲烷塔)，C2/C3分離(脫乙烷塔)，C2H4/C2H6分離]以及C2氫化作用和純化氫，在此工序中，存在幾種將這些過程步驟彼此組合的可能性。分離步驟和氫化作用的不同安排對裝置的特點也將產(chǎn)生影響。這些在附圖中都反映出來了，例如表述為“前端脫乙烷塔法”(“Front-end-Deethanizer”)或“前端脫甲烷塔法”(“Front-end-Demethanizer”)。
分離步驟安排的選擇基本上與三個因素有關。
第一應力圖降低成本。根據(jù)占支配地位的過程參數(shù)(低溫約到-160℃，壓力約到40)，粗煤氣分離被認為是裝置中成本最高的部分。上述過程參數(shù)要求加入昂貴的原料和設備，其中包括制冷循環(huán)過程可能需要約50至60個設備。
第二應降低能耗，節(jié)省開支。在低溫條件下，粗煤氣分離需要高能量轉(zhuǎn)換，并要求在不同的溫度級上產(chǎn)生很大的冷量。對于每年300,000噸裂解氣體分離裝置而言，例如需要高于25MW的壓縮機功率以用于壓縮粗煤氣和制冷循環(huán)。
第三需要簡化運行方式。對此，在一切使過程完善所作的努力中必須注意的首要方面是裝置的安全性和運行可靠。應當避免影響裝置運行，且無抗干擾能力的過程過于重疊。因此，首先應仔細考慮熱聚合(Warmeintegration)的最佳結(jié)果。選擇過程參數(shù)時應不產(chǎn)生不希望出現(xiàn)的副產(chǎn)品[聚合沉積物(Polymerablagerung)和綠油(Gruenoel)]且不影響裝置的運行時間。
因為成本和能耗有相反的趨勢，當然也給優(yōu)化生產(chǎn)帶來了困難。因為附加的節(jié)約能量的措施需要添加較多的熱交換表面或者有較多的分離步驟，因此，必然導致成本提高。
在粗煤氣分離的范圍內(nèi)，大體可實施兩種過程，這兩種過程的區(qū)別在于在過程進行中脫乙烷塔和C2氫化作用的安排彼此不同前端脫甲烷塔法和前端脫乙烷塔法。與前端脫甲烷塔法相比，前端脫乙烷塔法的優(yōu)點是成本較低，因為尤其是與開式乙烯循環(huán)連接時設備的數(shù)目較少，而且總發(fā)熱面積較??；為分離氣體提供分離功率的三臺大型壓縮機的能耗約降低5％；粗煤氣的所有重組分在進入低溫部分之前被分離，因此，此裝置部分和甲烷塔沒有C3組分和重組分負載。從安全技術看來，這意味著，隨著低溫部分形成丁二烯或C5二烯烴(C5-Dienen)，通過NOx反應可能在很大程度上不會產(chǎn)生易爆樹脂；
與在純凈的C2流中的氫化作用中過程時間從6個月到一年相比，在本方法中，在全部C2-流中進行乙炔氫化作用(Acetylenhydrierung)具有多于5年的催化劑期限。此外，產(chǎn)生的綠油大大減少。氫化作用不需要加入純氫。因此，過程能很快進行。取消了甲烷中的C2流和氫的后凈化工序，因此，節(jié)約了工序步驟。
下面對圖2進行說明。
圖2為優(yōu)選且有利的前端脫乙烷塔法的示意圖。
首先，粗煤氣5經(jīng)壓縮(步驟C)。經(jīng)壓縮步驟C后，粗煤氣7經(jīng)預冷(包括在步驟D1中)被冷卻到約-30℃到-40℃。析出的冷凝物8和未被冷凝的氣體在第一分離步驟D1(脫乙烷塔)中分離成兩種餾分，一種餾分17包含C2碳氫化合物和輕質(zhì)組分，而另一種餾分8由C3碳氫化合物和重質(zhì)組分組成。再將C2碳氫化合物17導入加氫步驟D2中，在此步驟中，乙炔和氣體中的部分氫反應生成乙烯和乙烷。無乙炔流18在深冷步驟D3中被進一步冷卻并部分冷凝，直至實際所需要的氫量到達管道9中為止。析出的冷凝物被送入甲烷塔(同樣在級D3中)，并從C2碳氫化合物19中分離出甲烷10。該塔的底部產(chǎn)品(Sumpfprodukt)由清潔的C2碳氫化合物餾分19組成，該餾分在D4步驟中在后接的低壓C2分離器(Niederdruck-C2-Splitter)中被分離成乙烯產(chǎn)品流12和乙烷流11。由于進到C2分離塔(分離器)的C2碳氫化合物餾分沒有被甲烷和氫所污染，C2分離器可經(jīng)過一個熱泵回路驅(qū)動，其壓縮機與乙烯冷卻循環(huán)的壓縮級相結(jié)合。
上述方法的關鍵步驟是“前端脫乙烷塔”，它可以加入“前端加氫”和開式乙烯循環(huán)流程一起使用。
此工序步驟的中心作用及其對于能耗和裝置運行的重要意義使得脫乙烷塔在這類方法的發(fā)展過程中反復成為被研究和被改進的對象，其結(jié)果是反復改變該工序步驟的表現(xiàn)形式。因此，圖2中示出的預冷、尤其是C2-/C3+碳氫化合物分離步驟D1對于方法的改進具有特殊意義。
在已公開的“前端脫乙烷塔節(jié)約能源”(K.D.Mikulla撰寫，碳氫化合物處理過程，1979年8月，第101頁至107頁)文獻中描述了這種前端脫乙烷塔法。早期，人們將脫乙烷塔建成單一塔的形式(參見上述公開文獻中的圖4)。該塔的輸入物由被泵送入塔上方的經(jīng)預冷的冷凝物以及未被冷凝的粗煤氣組成。此塔的工作壓力全部為粗煤氣壓力。輸入物流在底部貯存槽中由蒸汽加熱，而其在塔頂被冷卻。對單塔系統(tǒng)的改進導致開發(fā)出雙塔系統(tǒng)。在多種乙烯裝置中，已證明雙塔系統(tǒng)的性能是良好的。其重要的改進在于C2和C3組分的分離是在將工作壓力分成兩級的塔中進行的(參見上述公開文獻的圖3)。冷凝物和未冷凝的粗煤氣被送入工作壓力全部是粗煤氣壓力的第一塔[吸收-解吸塔(Absorber-Stripper-Kolonne)]中。該塔完成兩個功能解吸出甲烷和輕質(zhì)組分(C2碳氫化合物)以便分離C2-/C3+組分，以及從氣流中吸收C3碳氫化合物和重質(zhì)組分。一種在沸騰器中被復熱的氣流為解吸氣。包含在粗煤氣中的C2組分的一部分隨底部產(chǎn)品一道流動。第一塔的底部甲烷產(chǎn)品被送入第二塔，該塔是真正的脫乙烷塔。在該塔中，在低壓的條件下將來自第一塔的物流分離成C2流和C3+流。由包含在輸入流中的C2組分組成的第二塔的頂部產(chǎn)品經(jīng)低溫冷卻后一部分作為回流被送入第一塔的吸收段。C2循環(huán)流持續(xù)地流經(jīng)上述兩個塔，在第一塔中，該循環(huán)流吸收上升的C3+組分，而在第二塔中又從C3+碳氫化合物中分離出來。因此，第二塔的頂部氣體在很大程度上不含甲烷，回流的冷凝物可以在高溫條件下流動，與單塔相比，此方案明顯地節(jié)約了能源。由于第二塔的塔壓低，與單塔相比，其底部產(chǎn)物溫度適當，在這種適當?shù)臏囟认?，大大減少了不飽和組分聚合物的形成，而且在不進行清洗的情況下，可延長塔的運行時間。
與單塔相比，這種雙塔系統(tǒng)的優(yōu)點已是公認的，但仍存在一個事實，即其成本比單塔法的成本高。尤其是對新裝置而言，在國際性競爭中，建造裝置要承擔額外的費用，因此，即使是一種對裝置運行進行改進的措施因其提高了成本而很難實施。
為此，本發(fā)明的任務在于提出一種如本說明書開關所提到的方法，該方法一方面能使乙烯裝置的成本較低，另一方面又能確保能耗較低，同時還能簡化運行。尤其是本方法應同時具有上述兩種方法(單塔法和雙塔法)在成本、能源和令人滿意的運行方面的優(yōu)點，也就是說本方法應能集兩者的優(yōu)點于一身，并能作出進一步改進。而且，本方法能確實有效地分離C2-/C3+碳氫化合物。
完成本發(fā)明任務的技術方案是將來自預冷卻步驟的氣態(tài)物流送入在高壓條件下運行的塔中，并將來自預冷卻步驟的每一種冷凝物流送入在低壓條件下運行的塔中。
按本發(fā)明所實現(xiàn)的方法的重要優(yōu)點是與公知的雙塔系統(tǒng)相比，在相同的最大能耗的條件下，費用降低。在預冷步驟中省掉了一對冷卻泵，因為冷凝物在自身的壓力下被送入以低壓工作的第二塔中。同時，以低壓運行的塔(低壓塔)的底部溫度大體上與公知的以塔系統(tǒng)的底部溫度(Sumpftemperatur)一致。
采用本發(fā)明的方法特殊的優(yōu)點是在高壓條件下運行的塔(高壓塔)僅僅作為吸收C3+碳氫化合物的吸收塔運行。將冷凝物送入低壓塔導致本方法所存在的不足是可能限制高壓塔的功能，使其不能以令人意想不到的方式吸收C3+碳氫化合物。雖然在高壓塔中也吸收了部分C2碳氫化合物，可是高壓塔或吸收塔可以建造得非常小，很明顯這將節(jié)省開支，降低裝置的費用。由于實施本發(fā)明的方法，高壓塔的建造高度可以降低，通常甚至于只高于迄今為止所公知的分離C2-/C3+的雙塔法中的吸收和解吸塔的建造高度的三分之一。C3+碳氫化合物可以在高壓塔中毫無問題地被吸收，因此，可以從在高壓下運行的塔的頂部提取不含C3+組分的C2-碳氫化合物餾分。
本發(fā)明的方法繼續(xù)遵循在不同工作壓力條件下工作的雙塔系統(tǒng)的思想，不同的是高壓部分只起吸收C3+組分的作用。來自預冷步驟中的冷凝物與高壓塔的底部產(chǎn)品一道直接被送入低壓塔中。未冷凝的粗煤氣氣被導入吸收塔(高壓塔)的底部貯存槽中，流入高壓塔的低壓塔回流象公知的方法中一樣是從低壓塔的頂部產(chǎn)品流的部分流中獲取的。上述回流吸收高壓塔中仍存在粗煤氣中的C3+組分，然后作為底部產(chǎn)品從高壓塔流入低壓塔中。
可以在高壓塔(吸收塔)中省去對C2-組分的解吸。處于高壓塔的底部產(chǎn)品流中及包含在低壓塔中的C2-碳氫化合物在低壓塔中從液流中釋放出來，并從低壓塔的頂部流中提取。因此，在以高壓運行的塔中有利的是不對底部產(chǎn)物加熱，尤其是不由沸騰器加熱，這就使本發(fā)明的成本和運行費用降低。較為有利的是在以高壓運行的塔(高壓塔)中，將塔頂溫度和底部溫度之間的溫差調(diào)整到1K至20K，最好為3K和10K之間。
本發(fā)明的另外的設想中，將低壓塔的頂部物流冷卻，并使其至少部分被冷凝?？梢酝ㄟ^一個板式熱交換器冷卻低壓塔的頂部物流。為此，可使低壓塔的頂部物流與冷丙烯和/或冷乙烯逆向流動進行間接熱交換而被冷卻，也可使其與高壓塔頂部蒸發(fā)的C2-碳氫化合物餾分逆流進行間接熱交換而被冷卻。此措施意味著可附帶地節(jié)約能源。
低壓塔的輸入物流除大體含有C3+組分外還含有C2-碳氫化合物，尤其含有甲烷。在低壓塔頂部物流的冷凝物中，這類輕質(zhì)烴未被冷凝出，其結(jié)果是形成一小股氣態(tài)剩余物流。優(yōu)選的方案是將此股剩余物流回送到粗煤氣壓縮級中，當然，最好是在預冷級中使之復熱后再送回到粗煤氣壓縮級中。上述富含甲烷的剩余物流還包含惰性氣體并可達到約低于100kg/h的體積流速。
低壓塔還備有底部產(chǎn)物加熱裝置，最好配備一個沸騰器。借此可確保在低壓塔(即脫乙烷塔)中解吸出C2-組分。因此，從低壓塔的底部產(chǎn)物中可提取大體由C3+碳氫化合物組成的液流，上述C3+碳氫化合物受C2-碳氫化合物污染的量級為12ppm。
下面所描述的兩個塔中的運行條件證明了此方法的優(yōu)越性高壓塔正常工作時，其壓力應在25和50(絕對壓力)之間，最好在30和40巴(絕對壓力)之間；頂部溫度在-60℃和-30℃之間，最好在-50℃和-40℃之間；底部溫度在-40℃和-20℃之間，最好在-40℃和-30℃之間。推薦高壓塔包括5至25塊塔板，最好包括10至15塊塔板。在低壓塔中，較為有利的是將其壓力調(diào)整在15和40巴(絕對壓力)之間，最好在20和30巴(絕對壓力)之間，低壓塔的頂部溫度和底部溫度之間的溫差為90K和120K，最好在100K和120K之間，頂部溫度在-40℃和-10℃之間，最好在-30℃和-20℃之間。底部溫度在+70℃和+110℃之間，最好在+80℃和+90℃之間。這種以低壓運行的塔推薦安裝的塔板數(shù)為50和75塊之間，最好安裝60和70塊塔板之間。
本發(fā)明的方法也可加入粗煤氣的處理工序，粗煤氣不僅來自液體的裂解，還來自進氣。
與現(xiàn)有的雙塔法相比，本發(fā)明方法在運行方面的另一優(yōu)點是系統(tǒng)的控制簡單?，F(xiàn)有的雙塔系統(tǒng)的控制尤其在裝置開始運行時要求操作人員用手指經(jīng)常觸模(Vie1 Fingerspitzengefiihl)，因為處于一方面存在甲烷冒出的危險另一方面又可能出現(xiàn)內(nèi)部C2環(huán)流枯竭之間的高壓塔底部產(chǎn)物貯存槽中的封住的溫度檢測窗口比較狹長。在本發(fā)明的方法中，采用了高壓吸收器，甲烷不干擾低壓塔，因此可穩(wěn)定地進行控制。
下表1給出了本發(fā)明方法的一些特征數(shù)據(jù)。給出的尺寸是針對一種用于年生產(chǎn)能力為300,000噸乙烯的原油裂解的乙烯裝置的一個實施例而言的。
下面根據(jù)表1中已經(jīng)給出的實施例對本發(fā)明進行詳細說明。其中圖3示出了本發(fā)明的帶有預冷級的雙塔系統(tǒng)(脫乙烷塔帶有C3+吸收器)。
圖3中示出的流程框圖表示用于按表1的實施例的圖2中的步驟D1。
從壓縮機(參見圖2中壓縮級C)流出的粗煤氣7在冷卻器20中例如與丙烯一道被冷到+12℃，并被送到分離器21中。從分離器21流出的冷凝物經(jīng)管道22流入粗煤氣冷凝物干燥器23中，在此干燥器中冷凝物由分子篩干燥。從冷凝物干燥器23流出的冷凝物經(jīng)管道24、再經(jīng)膨脹級25膨脹成低壓后經(jīng)管道26流入低壓塔27。
從分離器21流出的氣流經(jīng)管道28進入裝有分子篩的粗煤氣干燥器29中。已干燥的氣流經(jīng)管道30進入預冷卻器31中。已冷卻的氣流經(jīng)管道32進入分離器33中。從分離器33流出的冷凝物流34被膨脹級35膨脹，再經(jīng)管道36流過預冷卻器31，使之在此過程中通過部分蒸發(fā)而釋放出冷量，然后進入低壓塔27。在預冷卻器31中，例如可利用惰性氣體流37、甲烷流10、氫氣流9和/或乙烷流11的冷量。上述干燥氣流可附加地例如由三股丙烯流41，42和43冷卻，其中丙烯流41的溫度為0℃，丙烯流42的溫度為-20℃，丙烯流43的溫度為-35℃。
從分離器33中流出的已冷卻氣流44被送入吸收塔45中。碳氫化合物流經(jīng)管道46被送入高壓塔45的頂部，以便除去C3+碳氫化合物。從高壓塔45的頂部經(jīng)管道47提取大體由C2-碳氫化合物組成的溫度為-43℃的氣流。從高壓塔45的底部貯存槽(Sumpf)流出的液流48溫度約為-36℃，使之經(jīng)膨脹級49膨脹后流入低壓塔27。
在低壓塔27的底部貯存區(qū)有一個例如用低壓蒸汽39加熱的沸騰器38，因此，可使低壓塔中底部的溫度為+86℃。從低壓塔27的底部貯存槽中流出的含有C3+碳氫化合物的液流經(jīng)管道8抽出，并送入C3/C4分離級中，例如，正如圖1中步驟E所示的那樣，上述分離包括C3+后處理。
溫度為-24℃的低壓塔27頂部氣流經(jīng)管道40由板式熱交換器50冷卻，并被送入分離器51中。同時附帶產(chǎn)生的管道52中的冷凝物經(jīng)壓縮級53壓縮并分成部分物流54和55。部分物流54流經(jīng)板式熱交換器50，然后，其中一部分經(jīng)管道56流入低壓塔27的頂部，另一部分經(jīng)管道46進入高壓塔45中。在板式熱交換器50中，上述部分物流與逆向流動的溫度為-35℃的丙烯流57以及溫度為-58℃的乙烯流58進行間接熱交換。從分離器51抽取的氣體餾分59例如可通過管道37流經(jīng)預冷卻器31而送回到粗煤氣壓縮機中(參見圖1和圖2中的粗煤氣壓縮機C)。最好將氣體餾分59送入粗煤氣壓縮機的最后一級壓縮級(例如第五壓縮級)。
管道55中的冷凝物第二部分物流與管道47中的高壓塔45的頂部物流混合，然后經(jīng)管道60進入未示出的C2加氫級。
如圖3所示，高壓塔45可以設置在低壓塔27的上方，或者也可以與之分開設置。
權(quán)利要求
1.在乙烯裝置中分離C2-/C3+碳氫化合物的方法，其中將含有C2-/C3+碳氫化合物的粗煤氣(5)壓縮，從緊接在粗煤氣壓縮級(C)下游的預冷卻器(31)中產(chǎn)生一股氣流(44)和至少一股冷凝物流(26，36)，借助于在兩個不同壓力下工作的塔(27，45)對C2-碳氫化合物(60)和C3+碳氫化合物(8)進行分離，其特征在于將從預冷卻器(31)中流出的上述氣流(44)送入以高壓運行的塔(45)中，而將從預冷卻器(31)流出的各股冷凝物流(26，36)送入以低壓運行的塔(27)中。
2.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)只作為吸收塔運行，以便吸收C3+碳氫化合物。
3.如權(quán)利要求1或2所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)中不對底部產(chǎn)物進行加熱，尤其是不由沸騰器加熱。
4.如權(quán)利要求1至3中任一項所述的方法，其特征在于對以低壓工作的塔(27)的頂部物流(40)進行冷卻，并使其至少部分冷凝(51)。
5.如權(quán)利要求4所述的方法，其特征在于借助于一個板式熱交換器(50)使以低壓工作的塔(27)的頂部物流(40)冷卻。6、如權(quán)利要求4或5所述的方法，其特征在于上述以低壓運行的塔(27)的頂部物流(40)由逆向流動的丙烯、乙烯和/或已蒸發(fā)的C2-碳氫化合物(60)冷卻。
7.如權(quán)利要求4至6中任一項所述的方法，其特征在于低壓塔(27)的頂部物流(50，51)被冷凝之后留下的氣態(tài)剩余物流(59)被送往粗煤氣壓縮級(C)中，最好是使其在預冷卻器(31)中復熱之后送入壓縮級。
8.如權(quán)利要求1至7中任一項所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)的塔頂物流(47)主要包含C2-碳氫化合物而不含C3+碳氫化合物。
9.如權(quán)利要求1至8中任一項所述的方法，其特征在于從以低壓運行的塔(27)的底部貯存槽中抽取大體由C3+碳氫化合物組成的液流(8)，上述液流不含C2-碳氫化合物。
10.如權(quán)利要求1至9中任一項所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)中的壓力被調(diào)整為25和50巴(絕對壓力)之間，最好處于30和40(絕對壓力)之間。
11.如權(quán)利要求1至10中任一項所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)中，塔(45)的頂部溫度與其底部溫度之間的溫差為1K至20K，最好在3K和10K之間。
12.如權(quán)利要求1至11中任一項所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)中，塔頂溫度為-60℃和-30℃之間，最好在-50℃和-40℃之間，其底部溫度在-40℃和-20℃之間，最好在-40℃和-30℃之間。
13.如權(quán)利要求1至12中任一項所述的方法，其特征在于以高壓運行的塔(45)中，安裝的塔板數(shù)為5和25塊之間，最好在10和15塊塔板之間。
14.如權(quán)利要求1至13中任一項所述的方法，其特征在于以低壓運行的塔(27)中，其壓力被調(diào)整在15和40巴(絕對壓力)之間，最好在20和30巴(絕對壓力)之間。
15.如權(quán)利要求1至14中任一項所述的方法，其特征在于以低壓運行的塔(27)中，塔(27)的頂部溫度與底部溫度之間的溫差為90K至120K，最好在100K和120K之間。
16.如權(quán)利要求1至15中任一項所述的方法，其特征在于以低壓運行的塔(27)中，將頂部溫度調(diào)節(jié)在-40℃和-10℃之間，最好在-30℃和-20℃之間，底部溫度被調(diào)節(jié)在+70℃和+110℃之間，最好在+80℃和+90℃之間。
17.如權(quán)利要求1至16中任一項所述的方法，其特征在于以低壓運行的塔(27)中，安裝的塔板數(shù)為50和75塊之間，最好在60和70塊塔板之間。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種在乙烯裝置中分離C
文檔編號C10G70/04GK1119635SQ9510601
公開日1996年4月3日 申請日期1995年5月18日 優(yōu)先權(quán)日1994年5月19日
發(fā)明者羅蘭·沃爾茲爾, 法姆·杜克·圖亞特 申請人:林德股份公司