一种利于产品回收的低碳烯烃的分离方法及其设备

摘要

本发明提供公开了一种利于产品回收的低碳烯烃分离方法及相应的设备，将含氧化合物转化的低碳烯烃物流通过预处理后送入脱丙烷系统，脱丙烷系统塔顶产品冷却后送入脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶只使用丙烯冷剂冷却，塔顶汽相送入变压吸附装置回收乙烯，回收的粗乙烯气体返回至一段压缩机之前，与低碳烯烃反应气物流混合，从而避免使用深冷冷箱和乙烯制冷压缩机，降低了固定投资和能耗。与现有技术相比，本发明具有分离能耗低，物料回收率高，对后续乙烯、丙烯分离影响小等优点。

权利要求

1.一种利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：将含氧化合物转化的低碳烯烃物流通过预处理后送入脱丙烷系统，脱丙烷系统塔顶产品冷却后送入脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶只使用丙烯冷剂冷却，塔顶汽相送入变压吸附装置回收乙烯，回收的粗乙烯气体返回至一段压缩机之前，与低碳烯烃反应气物流混合；具体包括以下步骤：（1）含氧化合物转化制取低碳烯烃物流经一段压缩机和二段压缩机压缩、换热、相继脱除含氧化合物及酸性气体和水等预处理后，与来自乙烯精制塔顶回流罐的汽相形成混合物流，经三段压缩机增压、冷却和脱水后进入高压脱丙烷塔；

（2）高压脱丙烷塔塔顶产生的气体混合物，经压缩和冷却后进入脱甲烷塔进料罐，进料罐中汽液两相分别作为进料物流进入脱甲烷塔上部，从脱甲烷塔顶部出来的气体冷却后，液相物流返回脱甲烷塔，汽相物流进入变压吸附装置，吸附压力为2.2~3.5MPa，吸附温度为-5~50℃；

（3）变压吸附装置内的变压吸附剂对乙烯具有良好的选择性，可将混合气中轻质气体甲烷和氢与粗乙烯气体进行分离，经吸附剂选择性吸附并解吸所得的粗乙烯气体返回至一段压缩机与低碳烯烃反应气物流混合，再经一系列处理后进入高压脱丙烷塔；

（4）高压脱丙烷塔塔釜液送至低压脱丙烷塔进一步分离，低压脱丙烷塔塔顶产品返回高压脱丙烷塔，塔底产品用于回收或进一步分离；

（5）脱甲烷塔塔底组分送至脱乙烷塔进行C2与C3的分离；

（6）脱乙烷塔塔顶产生的C2气体混合物进入回流罐冷却后，液相物流返回脱乙烷塔，汽相物流送去加氢或直接送入乙烯精制塔；

（7）乙烯精制塔进行乙烯和乙烷的分离，乙烯精制塔顶部侧线抽出乙烯液相产品，乙烯精制塔塔底产物为乙烷液相产品；

（8）脱乙烷塔塔底为C3液体混合物，送去加氢或直接进入丙烯精制塔；

（9）丙烯精制塔塔顶回流罐的汽相为丙烯汽相产品，丙烯精制塔塔底产物为丙烷液相产品。

2.根据权利要求1所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的进入变压吸附装置的气体通过变压吸附分成两股，其中未被吸附剂吸附的轻质组分主要为氢气、甲烷和氮气，该轻质气体可作为燃料气送至界外；或送至制氢变压吸附装置或膜分离装置进一步提纯得到摩尔含量为99.9%以上的高纯度的氢气；所述被吸附的乙烯通过脱附后一部分作为吹扫气，其余部分返回至一段压缩机前，与低碳烯烃反应气物流混合。

3.根据权利要求2所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的低碳烯烃物流的预处理主要包括经一段压缩机和二段压缩机加压到1.8~3.8 MPa后进行初级脱水、换热、脱除含氧化合物、进入碱洗塔脱除酸性气体，之后进行干燥脱水；所述的预处理后的低碳烯烃物流经三段压缩机增压、冷却和脱水送入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔塔顶气体进入四段压缩机进一步压缩至2.0~4.0 MPa；所述的四段压缩机出口的烯烃混合物经冷却机冷却后进入脱甲烷塔进料罐。

4.根据权利要求3所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的脱甲烷塔进料罐顶部出来的汽相和底部出来的液相分别作为脱甲烷塔的两股进料；在脱甲烷塔中，塔顶汽相中不仅含有甲烷、氢气、氮和氧，还含有部分C2和少量C3，该气体经脱甲烷塔塔顶冷凝器冷却后进入脱甲烷塔塔顶回流罐，脱甲烷塔回流罐顶部的汽相进入变压吸附装置，而底部的液体则作为脱甲烷塔的回流；脱甲烷塔塔底液相流经再沸器，再沸器顶部气体回流至脱甲烷塔，底部液体则送至脱乙烷塔进行C2和C3的分离。

5.根据权利要求4所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的脱乙烷塔塔顶汽相经冷却后进入脱乙烷塔塔顶回流罐，脱乙烷塔回流罐的液相回流至脱乙烷塔塔顶，当脱乙烷塔回流罐的汽相中乙炔摩尔含量小于1ppm时直接经过干燥和冷却后送入乙烯精制塔；当其乙炔摩尔含量大于或等于1ppm时进入乙炔加氢反应器进行加氢反应，乙炔加氢反应器产生的含乙烯、乙烷的气体混合物，经冷却和干燥后送入乙烯精制塔；所述的乙烯精制塔塔顶产生的气体混合物经冷却和冷凝后进入乙烯精制塔回流罐；乙烯精制塔回流罐的液相作为回流返回乙烯精制塔塔顶，乙烯精制塔回流罐的汽相为含氢气和甲烷的不凝气返回三段压缩机前，与碱洗和水洗后的低碳烯烃物流混合；乙烯精制塔顶部侧线抽出乙烯液相产品，乙烯精制塔塔底产物为乙烷液相产品，也可将塔釜粗乙烷送入变压吸附装置回收乙烯。

6.根据权利要求5所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的脱乙烷塔塔底为C3液体混合物，当其丙炔摩尔含量小于5ppm和丙二烯摩尔含量小于10ppm时经加压、换热和干燥后进入丙烯精制塔；当其丙炔摩尔含量大于或等于5ppm或者丙二烯摩尔含量大于或等于10ppm时经加压、换热和干燥后进入丙炔加氢反应器进行加氢反应，反应产物接下来进入丙烯精制塔；所述的丙烯精制塔塔顶产生的气体混合物经冷却和冷凝后进入丙烯精制塔回流罐，丙烯精制塔回流罐的液相作为回流返回丙烯精制塔塔顶，丙烯精制塔回流罐的汽相为丙烯汽相产品，丙烯精制塔塔底产物为丙烷液相产品。

7.根据权利要求6所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为1.8 ~ 3.8 MPa，高压脱丙烷塔塔底温度为20~100℃；所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为0.5 ~ 1.5MPa，低压脱丙烷塔塔底温度为20~100℃；所述的高、低压脱丙烷塔塔釜用低压蒸汽或热水加热。

8.根据权利要求7所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为2.0 ~ 4.0MPa，脱甲烷塔塔顶温度大于等于-45℃；所述的脱甲烷塔塔底温度为-15~45℃，塔釜采用循环水加热。

9.根据权利要求8所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的变压吸附剂为负载铜或银的改性活性炭。

10.根据权利要求9所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为1.7~3.3MPa，脱乙烷塔塔釜温度为20~100℃，脱乙烷塔塔釜使用低压蒸汽或热水加热。

11.根据权利要求10所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为0.1~2.2MPa，乙烯精制塔塔底温度为-40~30℃，乙烯精制塔塔釜使用循环水加热；所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第2~15块理论板处。

12.根据权利要求1-11之一所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：

所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为0.1~2.5MPa，丙烯精制塔分两塔串联操作，C3混合物进入2#丙烯精制塔，该塔塔顶采出聚合级丙烯产品，塔底物流送至1#丙烯精制塔，1#丙烯精制塔塔顶汽相返回2#丙烯精制塔，塔底物流为丙烷产品；所述的丙烯精制塔塔底温度为

10~90℃，丙烯精制塔塔釜采用低压蒸汽或热水加热。

13.一种利于产品回收的低碳烯烃的分离设备，其特征在于：包括脱丙烷塔、脱甲烷塔，所述脱丙烷塔上端出口与脱甲烷塔进口相连，所述脱甲烷塔上端经脱甲烷塔冷凝器和脱甲烷塔回流罐连接有变压吸附装置，所述变压吸附装置为至少一个的变压吸附塔并列组合而成，所述脱甲烷塔下端连接脱乙烷塔，所述脱乙烷塔上端连接乙炔加氢反应器和乙烯精制塔，下端连接有丙炔加氢反应器和丙烯精制塔；

所述脱丙烷塔为双塔系统，包括高压脱丙烷塔和低压脱丙烷塔，所述高压脱丙烷塔上端出口与脱甲烷塔进口相连，下端连接有高压脱丙烷塔再沸器，同时还与低压脱丙烷塔中部进口相连，所述低压脱丙烷塔上端设有低压脱丙烷塔冷凝器和低压脱丙烷塔回流罐，下端设有低压脱丙烷塔再沸器；

所述高压脱丙烷塔上端通过高压脱丙烷塔冷凝器和高压脱丙烷塔回流罐连接压缩机，所述压缩机通过冷却器和脱甲烷塔进料罐连接脱甲烷塔；所述压缩机为四段压缩机；

所述脱乙烷塔上端通过脱乙烷塔冷凝器和脱乙烷塔回流罐连接有反应产物换热器，所述反应产物换热器同时连接乙炔加氢反应器和乙烯精制塔进料换热器，所述乙烯精制塔进料换热器连接乙烯精制塔；所述脱乙烷塔下端通过换热器连接丙炔加氢反应器，所述丙炔加氢反应器通过丙烯精制塔进料换热器连接丙烯精制塔；

所述丙烯精制塔包括1#丙烯精制塔和2#丙烯精制塔，脱乙烷塔与2#丙烯精制塔相连，2#丙烯精制塔上端连接丙烯精制塔回流罐，塔底连接1#丙烯精制塔上端侧线进料口；

1#丙烯精制塔塔顶出料口与2#丙烯精制塔下部侧线进料口相连；所述乙烯精制塔和2#丙烯精制塔上端设有冷凝器和回流罐，下端设有再沸器。

说明书

一种利于产品回收的低碳烯烃的分离方法及其设备

技术领域

[0001] 本发明属于低碳烯烃分离、提纯技术领域，涉及一种以含氧化合物（主要是甲醇、乙醇、二甲醚、C4 ~ C10醇化合物或其混合物等）为原料，生产以低碳烯烃为主要物流（主要是乙烯和丙烯）的过程中，其产物低碳烯烃气体的分离方法及其设备。

背景技术

[0002] 传统的乙烯和丙烯的来源主要是石油烃类蒸汽裂解，其原料主要是石脑油，而我国石油资源紧缺，这是制约我国乙烯工业发展的主要原因。随着石油供应的日益紧张，含氧化合物制取低碳烯烃（OTO工艺）成为研究的热点，其代表性的甲醇制烯烃技术（MTO）已日渐成熟，开辟了由煤炭或天然气经气化生产基础有机化工原料的新工艺路线。

[0003] 以甲醇为代表的含氧有机化合物为原料生产以乙烯和丙烯为主的低碳烯烃工艺目前主要有美国UOP公司的MTO技术（主要是美国专利US 6166282、US 5744680；中国专利CN 1359753A）、美国ExxonMobil公司的MTO技术（主要专利是US 6673978、US 6717023、 US6613950；中国专利CN 1352627A、CN 1681753A）、MTP工艺（EP 0448000A、DE 233975A）和中国科学院大连化物所的DMTO技术（CN 1166478A、CN 1084431A）。

[0004] CN 1962579A公开了一种含碳烯烃裂解产物的分离方法，本发明先将含碳烯烃裂解产物压缩至1.0 ~ 4.0 MPa，进入第一分离塔，塔顶得到乙烯，塔釜釜液进入第二分离塔，塔顶得到C5及C5以下馏分，塔底得到C6以上馏分；C5及C5以下馏分进入第三分离塔，塔顶得到的C3馏分进入第四分离塔，塔釜釜液为C4及C5 馏分；第四分离塔侧线抽出得到重量浓度为90~99%的丙烯，塔釜得到重量浓度为80~95%的丙烷。

[0005] CN 1063051A公开了一种轻烃分离节能流程，本发明采用双塔前脱乙烷和低压脱甲烷相联合的工艺流程，充分利用了低压脱甲烷的节能性。CN 1157280A公开了一种相似的流程，该发明同样是双塔前脱乙烷，高压脱乙烷塔塔顶产物经多级冷却和闪蒸，液体作为脱甲烷塔进料，气体经冷却送入甲烷吸收塔；该吸收塔塔以液相甲烷作为吸收剂吸收乙烯，塔底液体作为脱甲烷塔进料。

[0006] 综上所述，在石脑油蒸汽裂解制取低碳烃中，由于氢气、甲烷含量较高，普遍采用深冷来分离甲烷和乙烯，以提高乙烯收率。典型的深冷分离方法包括顺序分离、前脱乙烷和前脱丙烷流程，三者均需要-100℃以下的深冷条件，需要乙烯压缩机，对于低压脱甲烷还需要有甲烷压缩机提供-135℃左右的冷量。同时对冷箱要求也较高，使得工程投资加大。

[0007] CN 102675019A、CN 102675024A和CN 102675025A公开了一种增加一氧化碳和氧气脱除步骤保证预处理效果，并通过六个冷箱和六个分离罐逐级冷却分离，最终使第六个分离罐实现氢和甲烷分离，分别得到摩尔分数大于90%的氢和甲烷的工艺。其中CN 102675019A将脱甲烷塔顶产生的部分物流回收冷量后送入甲烷制冷压缩机，冷却至-100~-140℃再降压节流，然后经冷箱逐个回收冷量，第五分离罐底部液体经减压节流后依次通过冷箱换热后进入低压甲烷压缩机，然后经冷却器和冷箱后进入脱甲烷塔；其中CN102675024A的特点是，脱甲烷回流罐的汽相经甲烷膨胀机膨胀后温度降至120~160℃，然后经冷箱逐次回收冷量；其中CN 102675025A的特点是，将脱乙烷设置在分离罐和冷箱之前。

[0008] CN 1847203A披露了一种甲醇转化制取低碳烯烃（DMTO）气体的分离方法，该发明将四段压缩机出口物流送入脱乙烷塔，脱乙烷塔汽相经五段压缩机加压后进行加氢反应，然后进入脱乙烷塔回流罐，回流罐液相作为脱乙烷塔回流，回流罐汽相进入深冷脱甲烷系统，物料经冷凝冷却后并不需要设置繁琐的冷箱前脱氢系统，直接进入高压脱甲烷塔。

[0009] 含氧化合物制低碳烯烃其产物的特点是氢气、甲烷含量较低，乙烯、丙烯含量较高，C5+等高碳烃含量较少，致使脱甲烷塔需要的冷量较少，如采用深冷分离方法，对设备要求高，投资大，能耗高，经济效益不佳。

[0010] US 7714180提出了一种烯烃回收的工艺方法。根据该方法，工艺气经压缩后首先经脱丁烷塔脱除C5+，C4- 再进一步压缩、冷却后先后进脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔，并将脱丙烷塔塔底混合C4作吸收剂去脱甲烷塔吸收塔顶气中的乙烯，提高乙烯收率。该发明避免采用深冷分离工艺，而是采用油吸收的工艺，降低了投资，但是对于含氧化合物制低碳烃工艺，主要成分为C1~C4物质，大量的物料需预冷后进脱甲烷塔，能耗较大。而且混合C4吸收剂循环量大且循环流程长，能耗较大。

[0011] US 5326929和US 5220097提出了一种用溶剂吸收分离氢、甲烷与碳二组分的方法，该方法的主要缺点是溶剂与碳二的比例较大，溶剂再生温度很高，可能高达150℃。然后再将此溶剂冷却到-50℃后进甲烷吸收塔。如此大量的溶剂先加热再冷却循环，能量消耗亦十分显著。

[0012] CN 101921161A、CN 102115355A、CN 102206128A和CN 102491866A分别谈到了在脱甲烷塔引入吸收的流程，其主要区别在于分离顺序和所选的冷剂有所不同。其中CN 101921161A采用前脱碳三及分凝馏分技术，吸收剂碳三来自低压脱丙烷塔塔顶物流；CN 102115355A采用顺序分离流程，并使用乙烷，丙烷或乙烷/丙烷混合物作为吸收剂；CN 102206128A采用前脱丙烷流程，吸收剂是乙烷或乙烷与丙烷的二元混合物；CN102491866A采用前脱丙烷流程，吸收剂是来自丙烯塔塔底的丙烷。

[0013] CN 101234946A披露了一种低碳混合气体的分离方法，它是向低碳烯烃混合气体中加入碳原子数为1~4的醇类、醚类或酮类中至少一种作为吸收剂，在一定的温度和压力下有效吸收低碳烯烃混和气体中的C3~C5组分，再通过吸收、解吸、精馏的方法将低碳烯烃混合气体中的C3~C5 组分分开。该发明方法对于中小规模的甲醇转化制取低碳烯烃工艺，有很强的经济性。具有工艺可靠，设备投资少，能耗低的特点。

[0014] CN 101353286A和CN 101445419A披露一种“预切割+油吸收”工艺，其中CN101353286A通过设置预切割塔进行C1和C2的非清晰分割，预切割塔塔顶进入吸收塔，用C3，C4，C5或其烃类的混合物作为吸收剂分离其中的C1和C2，轻质气体由吸收塔顶部排出，塔底返回预切割塔，并在预切割塔及相继的精制塔逐步进行溶剂与其他组分的分离，无单独的溶剂再生设备。但仍需丙烯冷冻压缩机和一个单级乙烯冷冻压缩机，共两个冷冻压缩系统；而CN 101445419A与上述流程相似，只是通过在吸收塔增加中间冷却器实现丙烯冷剂代替乙烯冷剂，使得乙烯冷冻压缩机不再成为必需。

[0015] CN 101367697A披露一种MTO/MTP反应产物中轻烃产品的分离方法，该发明采用前脱乙烷工艺，脱乙烷塔塔顶汽相送到吸收蒸出塔，吸收蒸出塔采用来自油吸收塔塔釜的富吸收剂进行吸收，脱乙烷塔塔釜产品进入后续分离系统；将吸收蒸出塔塔顶产品经冷却后送入油吸收塔，油吸收塔采用乙烷作为贫吸收剂，吸收来自蒸出塔物流中的乙烯，其余轻质气体从塔顶排出，吸收蒸出塔塔釜产品进入乙烯塔，乙烯塔塔釜乙烷冷却后作为油洗塔吸收剂。

[0016] CN 102267850A公开了一种低碳烯烃气体的分离方法，该发明是前脱乙烷流程，但为了使用C3，C4或C5+馏分中的一种或一种以上作为吸收剂，所以在脱甲烷塔后设置了解吸塔，使吸收剂在脱甲烷塔和解吸塔之间循环。

[0017] CN 101747128A提出了一种甲醇转化制取低碳烯烃气体的分离方法，特征在于，在脱甲烷塔采用吸收剂的基础上，在脱甲烷塔顶部设置膨胀机，或同时在脱甲烷塔内设置内置式冷凝器，通过塔顶膨胀机使尾气温度更低从而降低乙烯损失。

[0018] CN 101381270A披露了一种MTO/MTP反应混合物的分离方法，该方法特点是首先将反应气送入脱丙烷系统，并将脱丙烷系统分离出来的C4及C4以上馏分返回反应器继续反应或直接送至脱丁烷塔。通过将C4及C4以上烃返回反应器来增产烯烃。

[0019] CN 1833017A公开了用于从乙烷、乙烯、丙烯、二甲醚，以及丙烷、乙炔、丙二烯、甲烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳和C4+组分中的一种或多种初始物流中分离聚合级乙烯和丙烯的新型高效分离方法。但该专利并未涉及分离装置的操作温度和压力等数据，所以难以详细评价其优劣性。

[0020] 另外，CN 103058812、CN 103086827、CN 103073379等三篇正在申请中的专利分别公开了一种烯烃分离系统及其烯烃分离方法。三篇专利均基于相同的理论依据，即在温度与压力条件一定时，原料气中CH4/H2比值愈小，尾气中乙烯损失就越大，能耗也越高；常规深冷技术以及鲁姆斯技术由于都是采用一次脱甲烷处理难以得到理想的甲烷和氢气的比值，因此导致尾气在分离乙烯的过程中存在能耗高、乙烯损失量大和投资高的缺点。专利通过采用在烯烃分离系统中设置初脱甲烷塔、次脱甲烷塔，再分别在两者之间设置变压吸附单元、膜分离单元、变压吸附单元和膜分离单元结合三种处理方式，先实现富氢和富烃的分离，进而再实现烯烃的分离，提高烯烃的收率。

[0021] 综上所述，根据含氧化合物制低碳烯烃产物的特点而言，避免深冷分离是合理的；对于油洗流程，主要区别在于吸收剂的选择和流程布置的顺序不同，其主要缺点是：溶剂循环量很大，溶剂再生后冷却循环能耗显著，而且部分吸收剂会随吸收塔塔顶气去作燃料气降低了吸收剂本身的利用价值，流程对溶剂选择有一定限制，有时需增加解吸装置，提高了脱甲烷塔温度使得与深冷工艺相比乙烯损失变大；对于改进的“预切割+油吸收”和脱甲烷塔塔顶增设膨胀机流程，都能减少溶剂循环量和降低尾气温度以提高收率，但是由于溶剂来自系统内部，溶剂再生的先加热后冷却过程，能耗无法避免，溶剂循环仍会增加后续分离能耗，特别是丙烯塔进料中丙烯的含量降低，而且需要冷启动先建立溶剂循环给开车、停车带来不便。

[0022] 低碳烯烃分离方法的优劣一般体现在能耗、投资和产品回收率三个方面，尤其是产品回收率，但这三个方面往往是相互矛盾的，低碳烯烃的分离过程大致可分为脱甲烷系统、脱碳二系统和脱碳三系统三大部分，乙烯的损失绝大部分发生在脱甲烷系统，本发明设计的初衷在于尽量减少脱甲烷系统的乙烯损失和能耗的基础上，力争避免因脱甲烷塔系统的改造而导致对后续目标产物分离的影响。

发明内容

[0023] 本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种投资少、能耗低、物料回收率高、对后续分离影响小的非深冷低碳烯烃分离方法。

[0024] 本发明提供一种利于产品回收的低碳烯烃分离方法，其特征在于：将含氧化合物转化的低碳烯烃物流通过预处理后送入脱丙烷系统，脱丙烷系统塔顶产品冷却后送入脱甲烷塔，脱甲烷塔塔顶只使用丙烯冷剂冷却，塔顶汽相送入变压吸附装置回收乙烯，回收的粗乙烯气体返回至一段压缩机之前，与低碳烯烃反应气物流混合。

[0025] 本发明进一步特征在于：所述的利于产品回收的低碳烯烃分离方法，具体包括以下步骤：

[0026] （1）含氧化合物转化制取低碳烯烃物流经一段压缩机和二段压缩机压缩、换热、相继脱除含氧化合物及酸性气体和水等预处理后，与来自乙烯精制塔顶回流罐的汽相形成混合物流，经三段压缩机增压、冷却和脱水后进入高压脱丙烷塔；

[0027] （2）高压脱丙烷塔塔顶产生的气体混合物，经压缩和冷却后进入脱甲烷塔进料罐，进料罐中汽液两相分别作为进料物流进入脱甲烷塔上部，从脱甲烷塔顶部出来的气体冷却后，液相物流返回脱甲烷塔，汽相物流进入变压吸附装置；

[0028] （3）变压吸附装置内的变压吸附剂对乙烯具有良好的选择性，可将混合气中轻质气体甲烷和氢与粗乙烯气体进行分离，经吸附剂选择性吸附并解吸所得的粗乙烯气体返回至一段压缩机与低碳烯烃反应气物流混合，再经一系列处理后进入高压脱丙烷塔；

[0029] （4）高压脱丙烷塔塔釜液送至低压脱丙烷塔进一步分离，低压脱丙烷塔塔顶产品返回高压脱丙烷塔，塔底产品回收或进一步分离；

[0030] （5）脱甲烷塔塔底组分送至脱乙烷塔进行C2与C3的分离；

[0031] （6）脱乙烷塔塔顶产生的C2气体混合物进入回流罐冷却后，液相物流返回脱乙烷塔，汽相物流送去加氢或直接送入乙烯精制塔；

[0032] （7）乙烯精制塔进行乙烯和乙烷的分离，乙烯精制塔顶部侧线抽出乙烯液相产品，乙烯精制塔塔底产物为乙烷液相产品；

[0033] （8）脱乙烷塔塔底为C3液体混合物，送去加氢或直接进入丙烯精制塔；

[0034] （9）丙烯精制塔塔顶回流罐的汽相为丙烯汽相产品，丙烯精制塔塔底产物为丙烷液相产品。

[0035] 本发明进一步特征在于：所述的低碳烯烃物流的预处理主要包括经一段压缩机和二段压缩机加压到1.8~3.8 MPa后进行初级脱水、换热、脱除含氧化合物、进入碱洗塔脱除酸性气体，之后进行干燥脱水。

[0036] 本发明进一步特征在于：所述的预处理后的低碳烯烃物流经三段压缩机增压、冷却和脱水送入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔塔顶气体进入四段压缩机进一步压缩至2.0~4.0 MPa。

[0037] 本发明进一步特征在于：所述的四段压缩机出口的烯烃混合物经冷却机冷却后进入脱甲烷塔进料罐。

[0038] 本发明进一步特征在于：所述的高压脱丙烷塔塔釜液送至低压脱丙烷塔进一步分离，低压脱丙烷塔塔顶产品返回高压脱丙烷塔，塔底产品送入脱丁烷塔系统，也可送入含氧化合物转化反应器入口或流化催化裂化装置（FCC）以增产烯烃。

[0039] 本发明进一步特征在于：所述的脱甲烷塔进料罐顶部出来的汽相和底部出来的液相分别作为脱甲烷塔的两股进料；在脱甲烷塔中，塔顶汽相中不仅含有甲烷、氢气、氮和氧，还含有部分C2和少量C3，该气体经脱甲烷塔塔顶冷凝器冷却后进入脱甲烷塔塔顶回流罐，脱甲烷塔回流罐顶部的汽相进入变压吸附装置，而底部的液体则作为脱甲烷塔的回流；脱甲烷塔塔底液相流经再沸器，再沸器顶部气体回流至脱甲烷塔，底部液体则送至脱乙烷塔进行C2和C3的分离。

[0040] 本发明进一步特征在于：所述的进入变压吸附装置的气体通过变压吸附分成两股，其中未被吸附剂吸附的轻质组分主要为氢气、甲烷和氮气，该轻质气体可作为燃料气送至界外；或送至制氢变压吸附装置或膜分离装置进一步提纯得到摩尔含量为99.9%以上的高纯度的氢气；所述被吸附的乙烯通过脱附后一部分作为吹扫气，其余部分返回至一段压缩机前，与低碳烯烃反应气物流混合。

[0041] 本发明进一步特征在于：所述的脱乙烷塔塔顶汽相经冷却后进入脱乙烷塔塔顶回流罐，脱乙烷塔回流罐的液相回流至脱乙烷塔塔顶，当脱乙烷塔回流罐的汽相中乙炔摩尔含量小于1ppm时直接经过干燥和冷却后送入乙烯精制塔；当其乙炔摩尔含量大于或等于1ppm时进入乙炔加氢反应器进行加氢反应，乙炔加氢反应器底部产生的含乙烯、乙烷的气体混合物，经冷却和干燥后送入乙烯精制塔。

[0042] 本发明进一步特征在于：所述的乙烯精制塔塔顶产生的气体混合物经冷却和冷凝后进入乙烯精制塔回流罐；乙烯精制塔回流罐的液相作为回流返回乙烯精制塔塔顶，乙烯精制塔回流罐的汽相为含氢气和甲烷的不凝气返回三段压缩机前，与碱洗和水洗后的低碳烯烃物流混合；乙烯精制塔顶部侧线抽出乙烯液相产品，乙烯精制塔塔底产物为乙烷液相产品，也可将塔釜粗乙烷送入变压吸附装置回收乙烯。

[0043] 本发明进一步特征在于：所述的脱乙烷塔塔底为C3液体混合物，当其丙炔摩尔含量小于5ppm和丙二烯摩尔含量小于10ppm时经加压、换热和干燥后进入丙烯精制塔；当其丙炔摩尔含量大于或等于5ppm或者丙二烯摩尔含量大于或等于10ppm时经加压、换热和干燥后进入丙炔加氢反应器进行加氢反应，反应产物接下来进入丙烯精制塔。

[0044] 本发明进一步特征在于：所述的丙烯精制塔塔顶产生的气体混合物经冷却和冷凝后进入丙烯精制塔回流罐，丙烯精制塔回流罐的液相作为回流返回丙烯精制塔塔顶，丙烯精制塔回流罐的汽相为丙烯汽相产品，丙烯精制塔塔底产物为丙烷液相产品。

[0045] 本发明进一步特征在于：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为1.8 ~ 3.8MPa，优选的塔顶操作压力为1.8~3.3MPa；高压脱丙烷塔塔底温度为20~100℃，优选的塔底温度为40~100℃。

[0046] 本发明进一步特征在于：所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为0.5 ~ 1.5MPa，优选的塔顶操作压力为0.5~1.2MPa；低压脱丙烷塔塔底温度为20~100℃，优选的塔底温度为40~100℃。

[0047] 本发明进一步特征在于：所述的高、低压脱丙烷塔塔釜用低压蒸汽或热水加热。

[0048] 本发明进一步特征在于：所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为2.0 ~ 4.0MPa，优选的塔顶操作压力为2.2~3.5MPa；脱甲烷塔塔顶温度大于等于-45℃，优选的塔顶温度大于等于-40℃。

[0049] 本发明进一步特征在于：所述的脱甲烷塔塔底温度为-15~45℃，优选的塔底温度为-5~30℃，塔釜采用循环水加热。

[0050] 本发明进一步特征在于：所述的变压吸附剂为负载铜或银的改性活性炭，优选的为负载铜的改性活性炭。吸附压力为2.2~3.5MPa，吸附温度为-5~50℃。

[0051] 本发明进一步特征在于：所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为1.7~3.3MPa，优选的塔顶操作压力为2.0~3.0MPa；脱乙烷塔塔釜温度为20~100℃，优选的塔釜温度为40~100℃；脱乙烷塔塔釜使用低压蒸汽或热水加热。

[0052] 本发明进一步特征在于：所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为0.1~2.2MPa，优选的塔顶操作压力为1.0~2.0MPa；乙烯精制塔塔底温度为-40~30℃，优选的塔釜温度为-30~30℃；乙烯精制塔塔釜使用循环水加热。

[0053] 本发明进一步特征在于：所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第2~15块理论板处。

[0054] 本发明进一步特征在于：所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为0.1~2.5MPa，优选的塔顶操作压力为1.0~2.2MPa；丙烯精制塔分两塔串联操作，C3混合物进入2#丙烯精制塔，该塔塔顶采出聚合级丙烯产品，塔底物流送至1#丙烯精制塔，1#丙烯精制塔塔顶汽相返回2# 丙烯精制塔，塔底物流为丙烷产品。

[0055] 本发明进一步特征在于：所述的丙烯精制塔塔底温度为10~90℃，优选的塔釜温度为20~80℃；丙烯精制塔塔釜采用低压蒸汽或热水加热。

[0056] 本发明还提供了一种利于产品回收的低碳烯烃的分离设备，其特征在于：包括脱丙烷塔、脱甲烷塔，所述脱丙烷塔上端出口与脱甲烷塔进口相连，所述脱甲烷塔上端经脱甲烷塔冷凝器和脱甲烷塔回流罐连接有变压吸附装置，下端连接脱乙烷塔，所述脱乙烷塔上端连接乙炔加氢反应器和乙烯精制塔，下端连接有丙炔加氢反应器和丙烯精制塔。

[0057] 所述脱丙烷塔为双塔系统，包括高压脱丙烷塔和低压脱丙烷塔，所述高压脱丙烷塔上端出口与脱甲烷塔进口相连，下端连接有高压脱丙烷塔再沸器，同时还与低压脱丙烷塔中部进口相连，所述低压脱丙烷塔上端设有低压脱丙烷塔冷凝器和低压脱丙烷塔回流罐，下端设有低压脱丙烷塔再沸器。

[0058] 所述高压脱丙烷塔上端通过高压脱丙烷塔冷凝器和高压脱丙烷塔回流罐连接压缩机，所述压缩机通过冷却器和脱甲烷塔进料罐连接脱甲烷塔。

[0059] 所述压缩机为四段压缩机。

[0060] 所述脱乙烷塔上端通过脱乙烷塔冷凝器和脱乙烷塔回流罐连接有反应产物换热器，所述反应产物换热器同时连接乙炔加氢反应器和乙烯精制塔进料换热器，所述乙烯精制塔进料换热器连接乙烯精制塔。

[0061] 所述脱乙烷塔下端通过换热器连接丙炔加氢反应器，所述丙炔加氢反应器通过丙烯精制塔进料换热器连接丙烯精制塔。

[0062] 所述丙烯精制塔包括1#丙烯精制塔和2#丙烯精制塔，脱乙烷塔与2#丙烯精制塔相连，2#丙烯精制塔上端连接丙烯精制塔回流罐，塔底连接1#丙烯精制塔上端侧线进料口；1#丙烯精制塔塔顶出料口与2#丙烯精制塔下部侧线进料口相连。

[0063] 所述乙烯精制塔和2#丙烯精制塔上端设有冷凝器和回流罐，下端设有再沸器。

[0064] 本发明所述低碳烯烃物流可由常规来源提供。例如，石脑油催化裂化或含氧化合物催化反应所形成的低碳烯烃混合物。

[0065] 在含氧化合物制取烯烃的过程中，将含氧化合物原料流（典型的为甲醇或二甲醚掺混物）催化转化为低碳烯烃物流。本发明所述低碳烯烃物流包含大量的乙烯和丙烯，此低碳烯烃物流还包含有甲烷、乙烷、乙炔、丙烷、丙炔、混合碳四、混合碳五、混合碳六等烃类物质以及氢气、一氧化碳、二氧化碳、氮气、氧气、水等。所述水是如甲醇催化转化为低碳烯烃过程中的普通副产物。另外，低碳烯烃物流还包含有二甲醚在内的不同量的各种含氧化合物副产物，主要是由于转化反应不完全或副反应所造成的。所述含氧化合物（低碳烯烃物流中的各种含氧化合物）包含至少一种有机化合物，后者包含至少一个氧原子，如脂族醇、醚、羰基化合物（醛、酮、羧酸、碳酸盐、酯等）。

[0066] 本发明所述的一种利于产品回收的低碳烯烃分离方法。特别适用于从包括氢气、氧气、氮气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、环丙烷、丙炔和丙二烯中的一种或多种混合物料（即含氧化合物转化为烯烃反应体系产生的己除去含氧化合物、水、C4及C4以上烃类后的低碳烯烃物流）中回收乙烯、丙烯。其与现有技术相比具有如下有益效果：

[0067] （1）本发明所述方法和设备能够得到聚合级的乙烯产品和聚合级的丙烯产品。

[0068] （2）本发明所述方法和设备采用中冷分离，提高了脱甲烷塔的操作温度避免氧气和烃类等易爆易燃物质在低温和有一定压力下过于聚集而引起爆炸。

[0069] （3）本发明所述方法和设备考虑到了MTO（甲醇制烯烃）气体组成与石脑油裂解气的区别，避免使用昂贵和对设备要求高的低温分离技术。

[0070] （4）本发明所述方法和设备针对目前中冷油洗分离工艺中存在因提高了脱甲烷塔温度而使脱甲烷塔塔顶轻质气体中乙烯损失大的问题，在同样追求中冷分离的基础上本发明在脱甲烷塔后设置了变压吸附装置，利用变压吸附分离能耗低的特点回收轻质气体中的乙烯，提高乙烯的收率。

[0071] （5）本发明所述的中冷分离仅在脱甲烷系统中引入了变压吸附装置，不使用任何吸收剂来促进乙烯和甲烷的分离；可以将脱甲烷过程得到的轻质燃料气组份中乙烯的摩尔含量由3.5%降至小于等于1%。对于目前的“中冷油洗”或“预切割+吸收”工艺，由于吸收剂用量大，吸收剂的再生过程中需要在系统中不断地被加热、冷凝，其能耗十分明显；其次，吸收剂通过后续的分离再生也会对后续分离系统造成一定影响，尤其对丙烯精制系统，大量的循环吸收剂降低了丙烯精制系统进料物流的丙烯含量，这相当于变相提高了丙烯精制塔的分离要求。本发明通过将吸附后脱附的乙烯返回一段压缩机，很好地避免了因脱甲烷塔系统的中冷设计而造成对后续分离单元的影响。

[0072] （6）本发明所述方法和设备对含氧化合物制取低碳烯烃或采用其它方式制取低碳烯烃过程有很好的适用性。

附图说明

[0073] 构成本发明申请的一部分说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

[0074] 图 1 为利于产品回收的低碳烯烃的分离流程图；

[0075] 图 2 为变压吸附装置的流程示意图。

具体实施方式

[0076] 实施例1

[0077] 如图1和图2所示，一种利于产品回收的低碳烯烃分离方法，含氧化合物催化转化制取低碳烯烃混合气体，在预处理时即脱除含氧化合物和水后，除包括乙烯和丙烯外，还包括氢气、氧气、氮气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷、乙炔、丙烷、环丙烷、丙炔和丙二烯中一种或多种物料。混合物料经过压缩和换热后作为低碳烯烃物流1，将其分成汽液两相，其中汽相通过管线1-1，液相通过管线1-2进入高压脱丙烷塔2，高压脱丙烷塔塔釜再沸器3通过蒸汽加热使塔釜物流进入低压脱丙烷塔4进行C3与C4的分离，低压脱丙烷塔塔釜再沸器5通过蒸汽或热水加热使塔底产品6送入脱丁烷塔系统进行进一步的分离，也可送入含氧化合物转化反应器入口或流化催化裂化装置（FCC）以增产烯烃；低压脱丙烷塔4塔顶产品经低压脱丙烷塔塔顶冷凝器7冷却后进入低压脱丙烷塔回流罐8，低压脱丙烷塔回流罐8的液相分为两股，其中一股作为回流返回低压脱丙烷塔4的塔顶，另一股与高压脱丙烷塔的回流混合后返回高压脱丙烷塔2塔顶；高压脱丙烷塔2的塔顶汽相经高压脱丙烷塔塔顶冷凝器9冷凝后进入高压脱丙烷塔回流罐10，高压脱丙烷塔回流罐10的液相作为回流与来自低压脱丙烷塔回流罐8的液相混合后返回高压脱丙烷塔2塔顶，高压脱丙烷塔回流罐10的汽相为C3及C3以下组分进入四段压缩机11升压。

[0078] 四段压缩机11将物流加压至2.0~4.0 MPa，压缩后的物流经冷却器12冷却后送入脱甲烷塔进料罐13，脱甲烷塔进料罐13的汽相物流送到脱甲烷塔14的上部，脱甲烷塔进料罐13的液相物流也送到脱甲烷塔14的中上部。

[0079] 脱甲烷塔塔釜再沸器21采用循环水加热。脱甲烷塔14塔釜为C2和C3产品物流22送入脱乙烷塔23进行C2和C3的分离。脱甲烷塔14塔顶汽相为含有部分乙烯的甲烷、氢流股经脱甲烷塔冷凝器15冷凝后进入脱甲烷塔回流罐16，脱甲烷塔回流罐16的液相作为回流返回脱甲烷塔14的塔顶，脱甲烷塔回流罐16的汽相17作为变压吸附装置18的进料。

[0080] 含有部分乙烯的甲烷、氢流股17作为变压吸附装置18的进料，变压吸附装置18为四个变压吸附塔并列组合而成，分别为18-1，18-2，18-3和18-4，以18-1为例，吸附操作时，阀门A和B打开，阀门C和D关闭，物流17经阀门A进入变压吸附装置18-1进行吸附，未被吸附剂吸附的轻质气体流股19其组分主要为氢气、甲烷和氮气，该轻质气体可作为燃料气送至界外，或送至制氢变压吸附装置或膜分离装置进一步提纯得到摩尔含量为99.9%以上的高纯度的氢气；当吸附剂达到饱和吸附量需进行脱附操作时，阀门A和B关闭，阀门C和D打开，先用得到的乙烯产品气作为吹扫气经管路19-1进入变压吸附装置，对残留在吸附剂颗粒间隙中的杂质气体进行吹扫，吹扫气经由管路20排出，完成吹扫操作，再关闭阀门C，保持阀门D打开，通过抽真空对变压吸附剂中的乙烯气体进行脱附操作，脱附得到的乙烯产品气经由管路20返回一段压缩机前，与轻质烯烃反应气物流混合。

[0081] 脱乙烷塔塔底重沸器37利用蒸汽或循环水加热。脱乙烷塔23塔顶产出的含乙烯、乙烷和乙炔的气体混合物，经脱乙烷塔冷凝器24冷却和冷凝后进入脱乙烷塔回流罐25，脱乙烷塔回流罐25的液相作为回流返回脱乙烷塔23的塔顶，脱乙烷塔回流罐25的汽相为含乙烯、乙烷及乙炔的汽相混合物物流。

[0082] 若含乙烯、乙烷及乙炔的汽相混合物物流中乙炔摩尔含量小于1ppm，则含乙烯、乙烷及乙炔的汽相混合物物流经干燥后 ，经乙烯精制塔进料换热器29换热后直接进入乙烯精制塔30；若含乙烯、乙烷及乙炔的汽相混合物产物中乙炔摩尔含量大于或等于1ppm，则将含乙烯、乙烷及乙炔的汽相混合物物流作为乙炔加氢反应器28的原料，首先配入乙炔加氢反应器补充氢27，两者混合后进入乙炔加氢反应器28上部，乙炔加氢反应器28底部产生的含乙烯、乙烷的气体混合物经反应产物换热器26与乙炔加氢反应器28的进料换热后，经干燥后进入乙烯精制塔进料换热器29换热后，再进入乙烯精制塔30。

[0083] 乙烯精制塔塔釜再沸器35利用循环水加热。乙烯精制塔30塔底产出的液相乙烷作为有机化工原料送至装置外，也可送入变压吸附装置回收乙烯。

[0084] 乙烯精制塔30塔顶产生的含乙烯、乙烷、甲烷和氢气的气体混合物，经乙烯精制塔冷凝器31冷却和冷凝后进入乙烯精制塔回流罐33，乙烯精制塔回流罐33的液相作为回流返回乙烯精制塔30的塔顶，乙烯精制塔回流罐30的汽相为乙烯精制塔回流罐顶不凝气32（主要含氢气和甲烷的不凝气）经换热后返回三段压缩机之前，与碱洗、水洗后的低碳烯烃物流混合。乙烯精制塔30顶部侧线采出的乙烯摩尔含量为99.95%以上的乙烯液相产品
34，送至装置外或优先作为聚乙烯原料进入聚乙烯生产装置。

[0085] 脱乙烷塔23塔底产出含丙烯、丙烷、环丙烷、丙炔和丙二烯的液体混合物，若其丙炔摩尔含量小于5ppm和丙二烯摩尔含量小于10ppm，则脱乙烷塔23塔底产出的含丙烯、丙烷、环丙烷、丙炔和丙二烯的液体混合物经换热器38换热后，进入干燥器脱去碳三馏分中夹带的微量水，然后经丙烯精制塔进料换热器41换热后直接进入丙烯精制塔42；若其丙炔摩尔含量大于或等于5ppm或者丙二烯摩尔含量大于或等于10ppm时，则脱乙烷塔23塔底出来的含丙烯、丙烷、环丙烷、丙炔和丙二烯的液体混合物经换热器38换热后，进入干燥器脱去碳三馏分中夹带的微量水，然后配入丙炔加氢反应器补充氢39并与一股丙炔加氢反应器出口循环物流混合，进入丙炔加氢反应器40上部，经催化加氢脱除丙炔和丙二烯以后，从丙炔加氢反应器40底部出来的含丙烯、丙烷的混合物分成两股，一股返回到丙炔加氢反应器40的入口，另一股经和丙烯精制塔进料换热器41换热后进入2#丙烯精制塔42。

[0086] 2#丙烯精制塔42塔顶产生的含有丙烯、丙烷的气体混合物，经2#丙烯精制塔冷凝器43冷却和冷凝后进入2#丙烯精制塔回流罐45，2#丙烯精制塔回流罐45的液相作为回流返回2#丙烯精制塔42的塔顶，2#丙烯精制塔回流罐45的汽相为丙烯摩尔含量为99.6%以上的丙烯产品44，送至装置外或优先作为聚丙烯原料进入聚丙烯生产装置。2#丙烯精制塔塔釜再沸器46利用蒸汽或循环水加热。2#丙烯精制塔42塔底产品送入1#丙烯精制塔48。

[0087] 1#丙烯精制塔48塔顶汽相直接作为2#丙烯精制塔42底部进料返回，1#丙烯精制塔48塔釜再沸器49利用蒸汽或循环水加热，1#丙烯精制塔48塔底产出的丙烷液相产品50作为有机化工原料送至装置外。

[0088] 本实施例中，涉及的数值参数为：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为3.2MPa，高压脱丙烷塔塔底温度为40℃；所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为1.2MPa，低压脱丙烷塔塔底温度为40℃；所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为2.2MPa；脱甲烷塔塔顶温度-40℃；所述的脱甲烷塔塔底温度为30℃，塔釜采用循环水加热；所述的变压吸附剂为负载铜的改性活性炭，吸附压力为2.2MPa，吸附温度为30℃；所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为3.0MPa，脱乙烷塔塔釜温度为40℃；所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为2.0MPa；乙烯精制塔塔底温度为30℃；乙烯精制塔塔釜使用循环水加热；所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第7块理论板处；所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为1.0MPa；所述的丙烯精制塔塔底温度为80℃。

[0089] 实施例2

[0090] 实施例2与实施例1的不同在于，所涉及的数值参数为：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为1.8MPa，高压脱丙烷塔塔底温度为100℃；所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为0.5MPa，低压脱丙烷塔塔底温度为100℃；所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为3.5MPa；脱甲烷塔塔顶温度-45℃；所述的脱甲烷塔塔底温度为-5℃，塔釜采用循环水加热；所述的变压吸附剂为负载铜的改性活性炭，吸附压力为3.5MPa，吸附温度为-5℃；所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为2.0MPa；脱乙烷塔塔釜温度为20℃；所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为1.0MPa；
乙烯精制塔塔底温度为-30℃；乙烯精制塔塔釜使用循环水加热；所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第15块理论板处；所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为2.2MPa；所述的丙烯精制塔塔底温度为20℃。

[0091] 实施例3

[0092] 实施例3与实施例1的不同在于，所涉及的数值参数为：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为3.8MPa，高压脱丙烷塔塔底温度为20℃；所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为1.5MPa，低压脱丙烷塔塔底温度为20℃；所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为4.0MPa；脱甲烷塔塔顶温度-43℃；所述的脱甲烷塔塔底温度为45℃，塔釜采用循环水加热；所述的变压吸附剂为负载铜的改性活性炭，吸附压力为3.0MPa，吸附温度为50℃；所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为3.3MPa，脱乙烷塔塔釜温度为100℃；所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为2.2MPa；
乙烯精制塔塔底温度为-40℃；乙烯精制塔塔釜使用循环水加热；所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第2块理论板处；所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为2.5MPa；所述的丙烯精制塔塔底温度为90℃。

[0093] 实施例4

[0094] 实施例4与实施例1的不同在于，所涉及的数值参数为：所述的高压脱丙烷塔塔顶操作压力为3.3MPa，高压脱丙烷塔塔底温度为60℃；所述的低压脱丙烷塔塔顶操作压力为0.8MPa，低压脱丙烷塔塔底温度为60℃；所述的脱甲烷塔塔顶操作压力为2.0MPa；脱甲烷塔塔顶温度100℃；所述的脱甲烷塔塔底温度为-15℃，塔釜采用循环水加热；所述的变压吸附剂为负载银的改性活性炭，吸附压力为2.7MPa，吸附温度为10℃；所述的脱乙烷塔塔顶操作压力为1.7MPa；脱乙烷塔塔釜温度为60℃；所述的乙烯精制塔塔顶操作压力为0.1MPa；乙烯精制塔塔底温度为30℃；乙烯精制塔塔釜使用循环水加热；所述的乙烯精制塔从顶部侧线抽出乙烯液相产品，侧线抽出口开在从塔顶向塔底数的第5块理论板处；所述的丙烯精制塔塔顶操作压力为0.1MPa；所述的丙烯精制塔塔底温度为10℃。

[0095] 实施例5

[0096] 如图1和2所示，包括脱丙烷塔2、脱甲烷塔14，所述脱丙烷塔2上端出口与脱甲烷塔14进口相连，所述脱甲烷塔14上端经脱甲烷塔冷凝器15和脱甲烷塔回流罐16连接有变压吸附装置18，下端连接有脱乙烷塔23，所述脱乙烷塔23上端连接有回流罐26、乙炔加氢反应器28和乙烯精制塔30，下端连接有丙炔加氢反应器40和丙烯精制塔42。

[0097] 所述脱丙烷塔为双塔系统，包括高压脱丙烷塔2和低压脱丙烷塔4，所述高压脱丙烷塔2下端连接有高压脱丙烷塔再沸器3，同时还与低压脱丙烷塔4中部进口相连，所述低压脱丙烷塔4上端设有低压脱丙烷塔冷凝器7和低压脱丙烷塔回流罐8，下端设有低压脱丙烷塔再沸器5。

[0098] 所述高压脱丙烷塔2上端通过高压脱丙烷塔冷凝器9和高压脱丙烷塔回流罐10连接压缩机11，所述压缩机11通过冷却器12和脱甲烷塔进料罐13连接脱甲烷塔14。

[0099] 所述压缩机11为四段压缩机。

[0100] 所述脱乙烷塔23上端通过脱乙烷塔冷凝器24和脱乙烷塔回流罐25连接有反应产物换热器26，所述反应产物换热器26同时连接乙炔加氢器28和乙烯精制塔进料换热器29，所述乙烯精制塔进料换热器29连接乙烯精制塔30。

[0101] 所述脱乙烷塔23下端通过换热器38连接丙炔加氢反应器40，所述丙炔加氢反应器40通过丙烯精制塔进料换热器41连接丙烯精制塔。

[0102] 所述丙烯精制塔包括1#丙烯精制塔和2#丙烯精制塔，脱乙烷塔23与2#丙烯精制塔42相连，2#丙烯精制塔42上端连接2#丙烯精制塔回流罐45，塔底连接1#丙烯精制塔上端侧线进料口；1#丙烯精制塔塔顶出料口与2#丙烯精制塔下部侧线进料口相连。

[0103] 所述乙烯精制塔30和2#丙烯精制塔上端设有冷凝器和回流罐，下端设有再沸器。

[0104] 实施例6：

[0105] 如表1，根据实施例1所述的方法，低碳烯烃反应气经过预处理后，与经变压吸附装置吸附并解吸得到的粗乙烯气混合，加压至2.0MPa，并冷却至15℃后作为烯烃分离系统的原料送入高压脱丙烷塔、低压脱丙烷塔。低压脱丙烷塔塔底产品送入脱丁烷塔，高压脱丙烷塔顶产品加压至3.2MPa经逐级冷却至-37℃后进入脱甲烷塔。脱甲烷塔塔底产品进入脱乙烷塔并进行后续分离，塔顶冷凝器用-40℃的冷剂制冷，不冷凝的氢、甲烷以及部分乙烯等组分送入变压吸附装置回收乙烯。不被吸附剂吸附的氢、甲烷等轻组分作为尾气（燃料气）送出界外，或继续提纯氢气。解吸出来的粗乙烯气体返回压缩机一段与预处理后的低碳烯烃物流混合。对以上工艺流程进行物料衡算。

[0106] 实施例2-4具有与实施例1类似的效果，可以将脱甲烷过程得到的轻质燃料气组份中乙烯的摩尔含量由3.5%降至小于等于1%，经吸附-精馏耦合运行，乙烯总收率达到99.6%-99.8%。

[0107] 表1列出实施例1计算结果：

[0108]物流名称 进料 脱丙烷塔塔底出料 脱甲烷塔塔底出料 变压吸附装置进料 变压吸附排放尾气 返回压缩机的回收乙烯气
物流号 1 6 22 17 19 20
温度/℃ 15 62.8 8.0 20 22 22
压力/bar 20 8.84 27.91 27.6 1.15 1.12
质量流量kg/h 104664.7 12924.6 81729.1 10010.9 2346.2 7664.7
摩尔流量kmol/h 3149.235 231.6241 182.2784 507.0549 205.088 301.9668
摩尔组成
H2 0.027344 0 0 0.17 0.398893 0.014259
N2 0.002199 0 0 0.0137 0.032082 0.001147
O2 9.63E-06 0 0 5.98E-05 0.00014 5.02E-06
CO 0.002663 0 0 0.0165 0.03884 0.001388
CH4 0.056323 0 8.47E-07 0.35 0.518916 0.234956
C2H4 0.507883 0 0.574634 0.422539 0.010447 0.702422
C2H6 0.012155 0 0.014575 0.006202 0.000153 0.010311
C3H6 0.296498 0.014379 0.381687 0.020392 0.000504 0.033899
C3H8 0.026141 0.051084 0.029039 0.000971 2.40E-05 0.001614
C4H8 0.062039 0.842836 6.19E-05 0 0 0
C4H10 0.00477 0.064829 1.98E-06 0 0 0
C5H10 0.001976 0.026872 2.14E-09 0 0 0