低压烯烃回收方法

摘要

描述了低压烯烃回收方法和设备。原料气300在初级蒸馏压下，经过压缩302、304并经过蒸馏310。塔顶流312在低于30kg/cm2(430psia)的压力下冷却318，以使塔顶流部分冷凝。初级蒸馏塔310采用至少部分冷凝物320进行回流。塔顶蒸汽进一步冷却318并部分冷凝，冷凝物322供给脱甲烷塔324。剩余的蒸汽326在冷区328中冷却，得到的液体进行相分离330并膨胀331和334，从而提供冷区所需的冷量。来自冷区的膨胀的蒸汽332重新循环进入工艺气体压缩器。来自初级蒸馏区和脱甲烷塔的塔底流338、342分馏成分别基本上由乙烯356、乙烷358、丙烯364、丙烷366、C4346和C5+358组成的各流。

权利要求

1.一种从原料流中回收烯烃的方法，包括：

在初级蒸馏压力下供给原料流，包括需要时在初级压缩阶段对该原料流进行压缩；

在初级蒸馏区于初级蒸馏压下蒸馏该原料流，从而得到富含乙烯的初级塔顶蒸汽流和一个或多个乙烯贫乏的塔底流；

2

在第一冷却阶段在低于30kg/cm 的压力下冷却该初级塔顶蒸汽流，从而得到第一部分冷凝物流和第一阶段蒸汽流出物；

将至少部分第一部分冷凝物流回流到该初级蒸馏区；

进一步冷却该第一阶段蒸汽流出物，从而回收至少第二部分冷凝物流和第二阶段蒸汽流出物；

将至少第二部分冷凝的流和所有剩余部分的第一部分冷凝物流送到脱甲烷塔，从而回收富含甲烷的塔顶流和基本上不含甲烷和更轻组分的塔底流；

将来自初级蒸馏区和脱甲烷塔的塔底流分馏成分别基本上由选自乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4、C5+及其组合的烃组成的各个物流；

进一步在冷区中冷却第二阶段蒸汽流出物，并在一个或多个阶段对得到的混合的蒸汽-液体流进行相分离，从而得到另外的冷凝物和基本上不含乙烯的蒸汽尾气流，其中该另外的冷凝物在相对低压下汽化，提供冷却所需的冷量并形成低压再循环蒸汽流。

2.权利要求1的方法，进一步包含将该原料流和催化剂、吸收剂或它们的组合接触，从而去除至少一种选自乙炔、砷、汞、硫化羰、氮氧化物、氧及其组合的污染物。

3.权利要求1的方法，进一步包含将初级塔顶蒸汽流和催化剂、吸收剂或它们的组合接触，从而去除至少一种选自乙炔、砷、汞、硫化羰、氮氧化物、氧及其组合的污染物。

4.权利要求1的方法，进一步包含在第二压缩阶段压缩该初级塔顶蒸汽流，使排出压力能有效地为该初级蒸馏塔提供回流。

2

5.权利要求4的方法，其中初级蒸馏压是7～21kg/cm，来自第二压缩阶段的排出压2

力大于该初级蒸馏压而小于28kg/cm。

6.权利要求5的方法，其中来自该第二压缩阶段的排出压力比该初级蒸馏压大3.5～2

7kg/cm。

2

7.权利要求5的方法，其中该初级蒸馏压是7～11kg/cm，来自第二压缩阶段的排出2

压力是10.5～17.5kg/cm。

8.权利要求1的方法，进一步包含将来自脱甲烷塔的塔顶流再循环到来自第二压缩阶段上游的初级塔顶蒸汽流中。

9.权利要求8的方法，其中脱甲烷塔基本上由没有回流的汽提塔组成。

10.权利要求1的方法，进一步包含将来自冷区的低压再循环蒸汽流循环到任何初级压缩阶段上游的原料流中。

11.权利要求10的方法，进一步包含将选自混合的蒸汽-液体流、蒸汽尾气流及其组合的含有残余乙烯的流，和乙烯贫乏的重烃流相接触，以便将上述物流中的残余乙烯吸收到所述重烃流中，从而形成富含乙烯的重烃流，并将该富含乙烯的重烃流和低压再循环蒸汽流一起循环。

12.权利要求11的方法，其中重烃流基本上由液态乙烷、丙烷或两者的组合组成。

13.权利要求1的方法，其中初级蒸馏区包含脱丙烷塔，该方法进一步包含将来自脱丙烷塔的塔底流在脱丁烷塔中分馏，从而获得分别基本上由C4、C5和液体乙烷、丙烷或其混合物组成的各流，并且在脱乙烷塔、C2分流器和C3分流器中将来自脱甲烷塔的塔底流分馏，从而获得分别基本上由乙烯、乙烷、丙烯和丙烷组成的流。

14.权利要求13的方法，包含从脱乙烷塔中排出部分塔顶流。

15.权利要求13的方法，包含排出第一阶段蒸汽流出物。

16.权利要求13的方法，其中脱乙烷塔采用来自C2分流器的侧馏分进行回流。

17.权利要求1的方法，其中初级蒸馏区包含脱乙烷塔，而且该方法进一步包含在脱丙烷塔、C3分流器和脱丁烷塔中将来自脱乙烷塔的塔底流分馏，从而获得分别基本上由丙烯、丙烷、C4和C5以及液体乙烷、丙烷或其混合物组成的各流，并且在C2分流器中分馏来自脱甲烷塔的塔底流，从而获得分别基本上由乙烯和乙烷组成的各流。

18.权利17的方法，包含从脱甲烷塔中排出部分塔底流。

19.权利要求1的方法，其中初级蒸馏塔包含脱丙烷塔和脱乙烷塔，该方法进一步包含在脱丁烷塔中将来自脱丙烷塔的塔底流分馏，从而获得分别基本上由C4和C5以及液体乙烷、丙烷或其混合物组成的各流，并且在C3分流器中分馏来自脱乙烷塔的塔底流，从而获得分别基本上由丙烯和丙烷组成的各流，以及在C2分流器中分馏来自脱甲烷塔的塔底流，从而获得分别基本上由乙烯和乙烷组成的各流。

20.权利要求19的方法，包含部分冷凝来自脱丙烷塔的塔顶蒸汽，形成C4贫乏的蒸汽和液体流，并将该C4贫乏的蒸汽流送给脱乙烷塔，将该丁烷贫乏的液体流回流到脱丙烷塔中。

21.一种烯烃回收设备，用以从原料流中回收烯烃，包含：在初级蒸馏压下供给原料流的装置，需要时包含初级压缩阶段；

在初级蒸馏区中于初级蒸馏压下蒸馏原料流的装置，从而获得富含乙烯的初级塔顶蒸汽流和一个或多个乙烯贫乏的塔底流；

2

在第一冷却阶段在低于28kg/cm 压力下冷却初级塔顶蒸汽流的装置，用以回收第一部分冷凝物流和第一阶段蒸汽流出物；

将第一部分冷凝物流的至少部分回流到初级蒸馏区的装置；

进一步冷却第一阶段蒸汽流出物的装置，用以回收至少第二部分冷凝物流和第二阶段蒸汽流出物；

将至少第二部分冷凝物流和所有剩余部分的第一部分冷凝物流送到脱甲烷塔的装置，用以回收富含甲烷的塔顶流和基本上不含甲烷和更轻组分的塔底流；

分馏来自初级蒸馏区和脱甲烷塔的塔底流的装置，得到分别基本上由选自乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4、C5+及其组合组成的各流；

在冷箱中进一步冷却第二阶段蒸汽流出物并在一个或多个阶段将得到的混合的蒸汽-液体流进行相分离的装置，从而得到另外的冷凝物和基本上不含乙烯的蒸汽尾气流，其中该另外的冷凝物膨胀到相对低压，以提供冷凝所需的冷量并形成低压再循环蒸汽流。

22.权利要求21的烯烃回收设备，进一步包含这样的装置，其将来自冷区的低压再循环蒸汽流循环到一个或多个初级压缩阶段的至少一个阶段上游的原料流中。

23.权利要求22的烯烃回收设备，进一步包含这样的装置，其将选自混合的蒸汽-液体流、蒸汽尾气流及其组合的含有残余乙烯的流和乙烯贫乏的重烃流接触，形成富含乙烯的流，还含有将富含乙烯的流和低压再循环蒸汽流重新循环的装置。

24.权利要求23的烯烃回收设备，其中重烃流基本上由液体乙烷组成。

说明书

低压烯烃回收方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种经过改进的烯烃回收方法，尤其涉及这样一种烯烃回收方法，它采用配有低压冷却箱、低压脱乙烷塔和低压脱甲烷塔的低压前端蒸馏装置，使回收烯烃所需的设备数目最小化，从而减少了设备的资金成本。

背景技术

[0002] 制备烯烃的原料气来源于本领域众所周知的催化反应器和/或热裂解炉，比如，TMKellogg Brown & Root公司的SUPERFLEX 方法、裂解甲醇的催化方法、深催化裂解方法、FCC反应器等等。含有烯烃的原料气必须经过处理，将烯烃从各种数量的其它气体中分离并回收，其它气体可能包括氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷及更高级的烃。原料气也可以包含污染物，如二氧化碳、乙炔、砷、汞、硫化羰、氮氧化物、氧气等，这些污染物通常必须去除或者经过处理。

[0003] 在一些传统的烯烃回收方法中，原料气在前端热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔中被压缩和分馏，采用的压力相对较高，前端脱乙烷塔的压力为400-500psia的数量级，前端脱丙烷塔的压力为400-600psia的数量级。图1和图2给出了这些现有技术的烯烃回收方案的示意图。前端脱甲烷塔工艺也已经采用，所用压力为500-600psia。为了获得高的乙烯/丙烯回收率，这些烯烃回收方案都需要采用高压。这种相对高压典型地需要四个压缩阶段，并且在冷区冷却系统周围采用了膨胀器-重压缩器装置。设备的高压和设备的数量增加了设备的成本。因而需要减少设备的数量并降低成本。

[0004] 处理含有痕量氮氧化物的原料气时，如在FCC流出物中，也有必须同时考虑的潜在安全危害。通常采用反应器在工艺气进入冷区之前去除氮氧化物，但是泄漏或操作不当或其它故障会导致在冷区中存在氮氧化物。在低于约-105℃的温度时存在氮氧化物，会在温度最低的冷箱交换器中形成并积累硝化树胶。硝化树胶不稳定，受到热冲击或机械冲击时会发生爆炸。所以需要避免在冷箱中出现低于-105℃的温度，以将形成硝化树胶的可能性降到最低。

[0005] 需要在最大化乙烯/丙烯回收率的同时，将能量消耗和其它操作成本降到最低。通常，为了减少尾气和/或氢气产品流中烯烃的损失需要采用低温，这要求额外的能量，这要在能量消耗和烯烃损失之间进行权衡。为了最大程度地回收热量和冷量，可以采用相对多的热交换器。另外，为了获取较高的烯烃回收速率，可能必须采用比在冷箱中形成硝化树胶的温度更低的温度。

发明内容

[0006] 本发明是一种烯烃回收方法和在相对低压下热泵前端蒸馏塔的设备，其乙烯回收率高、能量消耗低。该方法的方案需要较少的设备、较低的压力水平和较少的资金成本。

[0007] 一方面，本发明提供一种从原料流中回收烯烃的方法。该方法包括：

[0008] (a)在初级蒸馏压下供给原料流，包括需要时在至少一个初级压缩阶段压缩原料流；

[0009] (b)在初级蒸馏区中在初级蒸馏压下对原料流进行蒸馏，获得富含乙烯的初级塔顶蒸气流和一个或多个乙烯贫乏的塔底流；

[0010] (c)在第一冷却阶段中于低于30kg/cm2(430psia)，优选低于28kg/cm2(400psia)的压力下冷却该初级塔顶蒸气流，从而回收第一部分冷凝物流和第一阶段蒸汽流出物；

[0011] (d)将第一部分冷凝物流的至少一部分回流到初级蒸馏区；

[0012] (e)进一步冷却第一阶段蒸汽流出物，从而回收至少第二部分冷凝物流和第二阶段蒸汽流出物；

[0013] (f)将第二部分冷凝物流和所有剩余部分的第一部分冷凝物流送入脱甲烷塔中，回收富含甲烷的塔顶流和基本上不含甲烷和各轻组分的塔底流；

[0014] (g)将来自初级蒸馏区和脱甲烷塔的各塔底流分馏成分别基本上由选自乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4，C5+及其组合的烃组成的各个物流；以及

[0015] (h)进一步在冷区中冷却第二阶段蒸汽流出物，并在一个或多个阶段将所得混合的蒸汽-液体流进行相分离，得到另外的冷凝物和基本上不含乙烯的蒸汽尾气流，其中另外的冷凝物在相对较低的压力下汽化，以提供冷却所需的冷量并形成低压再循环蒸汽流。

[0016] 该方法优选还包括将压缩的原料流和/或初级塔顶蒸汽流与催化剂相接触的步骤，用以去除诸如乙炔、砷、汞、硫化羰、氮氧化物、氧气及其组合等污染物。

[0017] 初级塔顶蒸汽流可以在第二压缩阶段进行压缩，直至排出压力能有效地向初级蒸2
馏区提供回流。初级蒸馏压优选为7～21kg/cm(100～300psia)，第二压缩阶段提供的
2
排出压力优选大于初级蒸馏压而小于28kg/cm(400psia)。更优选地，第二压缩阶段提供
2
的排出压力比初级蒸馏压大3.5～7kg/cm(50～100psia)。尤其优选地，初级蒸馏压为
2 2
7～11kg/cm(100～160psia)，第二压缩阶段的排出压力为10.5～17.5kg/cm(150～
250psia)。

[0018] 优选地，从脱甲烷塔中排出的塔顶流重新循环进入第二压缩阶段上游的初级塔顶蒸汽流。脱甲烷塔优选基本上由没有回流的汽提塔组成。

[0019] 冷区排出的低压再循环蒸汽流可以有利地循环进入一个或多个初级压缩阶段的至少一个阶段上游的原料流中。本方法还可以包括将选自混合的蒸汽-液体流、蒸汽尾气气流及其组合的物流和乙烯贫乏的重烃流接触，以便将上述物流中的残余乙烯吸收到所述重烃流中，将其在低压再循环蒸气流中进行循环。该重烃流优选基本由液体乙烷、丙烷或其组合组成。

[0020] 在一个实施方案中，初级蒸馏区包含脱丙烷塔。在本实施方案中，本方法还包括在脱丁烷塔中分馏来自脱丙烷塔的塔底流，以获得分别基本上由C4、C5和重烃组成的各流，以及在脱乙烷塔、C2分流器和C3分流器中分馏来自脱甲烷塔的塔底流，以获取分别基本上由乙烯、乙烷、丙烯和丙烷组成的各流。脱乙烷塔优选用来自C2分流器的侧馏分进行回流。

[0021] 在备选实施方案中，初级蒸馏区包含脱乙烷塔，该方法包括在脱丙烷塔、C3分流器和脱丁烷塔中分馏来自脱乙烷塔的塔底流，以获取分别基本上由丙烯、丙烷、C4、C5和重烃组成的各流，以及在C2分流器中分馏来自脱甲烷塔的塔底流，以获取分别基本上由乙烯和乙烷组成的各流。

[0022] 在进一步的实施方案中，初级蒸馏区包含脱丙烷塔和脱甲烷塔，该方法包括在脱丁烷塔中分馏来自脱丙烷塔的塔底流，以获取分别基本上由C4、C5和重烃组成的各流，以及在C3分流器中分馏来自脱乙烷塔的塔底流，以获取分别基本上由丙烯和丙烷组成的各流，并且在C2分流器中分馏来自脱甲烷塔的塔底流，以获取分别基本上由乙烯和乙烷组成的各流。在本实施方案中，该方法还包括部分冷凝来自脱丙烷塔的塔顶蒸汽，以形成C4贫乏的蒸汽流和液体流，随后将该C4贫乏的蒸汽流送入脱乙烷塔并用C4贫乏的液体流回流脱丙烷塔。

[0023] 另一方面，本发明提供用于从原料流中回收烯烃的烯烃回收设备。该设备包括在初级压缩阶段将原料流压缩到初级蒸馏压的装置，以及在初级蒸馏区内在初级蒸馏压下蒸馏原料流以获得富含乙烯的初级塔顶蒸汽流和一个或多个乙烯贫乏的塔底流的装置。还提2
供了在第一冷却阶段在低于28kg/cm(400psia)的压力下将初级塔顶蒸汽流冷却的装置，用于回收第一部分冷凝物流和第一阶段蒸汽流出物。该设备还包括用至少部分第一部分冷凝物流回流初级蒸馏区的装置，以及进一步冷却第一阶段蒸汽流出物从而回收至少第二部分冷凝物流和第二阶段蒸汽流出物的装置。还提供了将至少第二部分冷凝物流和所有剩余部分的第一部分冷凝物流供给脱甲烷塔的装置，用以回收富含甲烷的塔顶流和基本上不含甲烷以及各更轻组分的塔底流。也提供了将来自初级蒸馏区和脱甲烷塔的各塔底流进行分馏，获得分别基本上由选自乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4、C5+及其组合的烃组成的各流的装置。提供了在冷区进一步冷却第二阶段蒸汽流出物并在一个或多个阶段对得到的混合的蒸汽-液体流进行相分离的装置，用以获得另外的冷凝物和基本上不含乙烯的蒸汽尾气流，其中另外的冷凝物膨胀后达到相对较低的压力，从而提供冷凝需要的冷量并形成一个或多个低压再循环蒸汽流。

[0024] 烯烃回收设备还可以包括将来自冷区的一个或多个低压再循环蒸汽流重新循环进入一个或多个初级压缩阶段的至少一个阶段上游的原料流中的设备。优选提供将选自混合的蒸汽-液体流、蒸汽尾气流及其组合的物流和乙烯贫乏的重烃流接触的设备，从而使后者将前者的残余乙烯吸收进来，并且该设备将该重烃和低压再循环蒸汽流一起循环。该重烃流优选基本由液态乙烷、丙烷或其混合物组成。

附图说明

[0025] 图1(现有技术)是传统高压烯烃回收方法的示意流程图，该方法具有前端脱丙烷塔。

[0026] 图2(现有技术)是传统高压烯烃回收方法的示意流程图，该方法具有前端脱乙烷塔。

[0027] 图3是根据本发明的低压烯烃回收方法的示意流程图，其具有前端脱丙烷塔。

[0028] 图4是根据本发明的低压烯烃回收方法的示意流程图，其具有前端脱乙烷塔。

[0029] 图5是根据本发明的低压烯烃回收方法的示意流程图，其具有串联的前端脱丙烷塔/脱乙烷塔。

[0030] 图6是根据本发明的低压烯烃回收方法的示意流程图，其具有前端脱丙烷塔和脱丙烷塔回流泵。

[0031] 图7是根据本发明的低压烯烃回收方法的示意流程图，其具有前端脱丙烷塔和乙烯吸收器。

[0032] 图8A和8B，此处并在一起合称作图8，是图3给出的低压烯烃回收方法的模拟图，显示了所选各流的压力(椭圆形/圆形图标)和温度(六角形图标)，如下面实施例1所述。

[0033] 图9A和9B，此处并在一起合称作图9，是图7给出的低压烯烃回收方法的模拟图，显示了所选各流的压力(椭圆形/圆形图标)和温度(六角形图标)，如下面实施例2所述。

具体实施方式

[0034] 下面参考附图描述了本发明的说明性实施方案，附图中同样的附图标记用来表示同样的部分，图1-9中所用附图标记中的最后两位数字的一致性用来表明不同实施方案和/或不同现有技术方案的各相似组件。

[0035] 在图3的前端脱丙烷塔实施方案中，本发明将含有烯烃的原料气流300送入第一阶段工艺气体压缩器(PGC)302的吸料口，该气体压缩器与第二阶段PGC 304串联操2
作，产生中间原料流306，其压力为7～10.5kg/cm(100～250psia)，优选压力为9.1kg/
2
cm(130psia)。典型地，在水和油(图中没有给出)中按照传统方式清洗原料流300，除去烟灰和重油，并在需要时使原料流300冷却到室温或以下的温度。需要时，还可以采用传统的段间冷却(图中没有给出)和除液处理(图中没有给出)。

[0036] 任选在传统反应器单元308中处理中间原料流306，单元308中可以包含用以去除酸性气体和催化剂的胺洗和/或碱洗，和/或用以去除砷、汞、硫化羰、氮氧化物、氧或其它污染物的吸附床，比如浸渍碳、硫化镍等。单元308还可以包括用以使乙炔和部分甲基乙炔和丙二烯(MAPD)反应的传统催化剂，以及用以去除水的诸如分子筛、矾土等的干燥剂或者二元醇系统。气体还可以在进入前端蒸馏塔310之前进一步冷却。

[0037] 在图3所示的实施方案中，塔310通常是热泵式脱丙烷塔，用以去除剩余原料气中的C4和重烃。塔310通常没有塔顶冷凝器，而采用工艺冷凝物进行回流。管道312中的塔2
310塔顶蒸汽在热泵压缩器阶段314中被压缩至10.5～24.5kg/cm(150～350psia)的压
2
力，优选为约14kg/cm(200psia)的压力，或者如其它工艺要求所需的值，如氢气输送压。压缩过的塔顶蒸汽随后和传统的催化剂系统316反应，以去除乙炔和部分MAPD，如果这两者没有在单元308中被去除的话。

[0038] 压缩后的气体随后在冷却箱318中冷却到合适的温度，如在有前端脱丙烷塔时是-18℃(0°F)，对冷凝的液体进行相分离。部分该冷凝液体经管道320重新回流到塔310中。将剩余部分的该冷凝液体经过管道322送到脱甲烷塔324里。需要时继续冷却剩下的蒸汽，优选至大约-71℃(-95°F)，对冷凝液体进行相分离，并与上面提到的在初始部分冷凝后较早进行的相分离得到的液体一起通过管道322进入脱甲烷塔324中。剩余的气体经过管道326进入冷箱328中，在此处进一步冷却到-95℃～-130℃(-140～-200°F)，优选-115℃(-175°F)，并在转筒330和/或另外的阶段(图中没有给出)中进行相分离。冷却后的液体通过Joule-Thompson阀331膨胀，在冷箱328中在低压下汽化，以提供冷凝步骤所需的冷量。含有可觉察量乙烯的气体在汽化后通过管道332循环进入工艺气体压缩器302，从而使乙烯的损失最小化。转筒330中的蒸汽通过Joule-Thompson阀334膨胀，通过冷箱328以回收冷量，制成乙烯贫乏却富含甲烷和氢气的尾气336。

[0039] 脱甲烷塔324优选是没有几个塔盘的低压汽提塔。从而生成基本上不含甲烷和各较轻组分的塔底流338。塔顶蒸汽340可以循环，需要时重新加热后，通过管道312进入热泵台314的吸料口。另一备选的方法是，脱甲烷塔324可以是回流塔(图中没有给出)，富含甲烷的塔顶流340可以进一步冷却，从而额外地回收乙烯，和/或任选地膨胀后用于燃料气。

[0040] 塔310的塔底流342可以提供给传统的脱丁烷塔344，从而制成塔顶C4制品346和塔底汽油或C5+制品流348。

[0041] 将脱甲烷塔324的塔底流338送到脱乙烷塔350里。脱乙烷塔350优选在相对2
较低的压力下操作，比如4.2～7.7kg/cm(60～110psia)，如顶部的压力大约为5.0kg/
2
cm(72psia)，从乙烯-乙烷分流器(C2分流器)352中回流。这种配置下，脱乙烷塔350不需要其它设计中常用的冷凝器。将塔顶蒸汽流354供给C2分流器352，经处理后得到高质量的乙烯制品塔顶流356和基本上是纯乙烷的塔底流358。需要时，脱乙烷塔350和C2分流器352可以是机械组装的塔，如Stork的美国专利6077985中所述，本专利在此处引做参考。脱乙烷塔塔底流360进入传统的C3分流器362，按需要制成塔项丙烯流364和塔底丙烷流366，其中塔底流360需要时可以包含MAPD反应器系统(图中没有给出)。

[0042] 本实施例中的C2分流器352优选是热泵式，并连接了乙烯制冷压缩器368，该压缩器可以是两段式单元，用来提供本方法其它地方所用的-73℃(-100°F)制冷。使用本领域已知的传统优化方案，利用得自各个工艺流和重沸器负荷的冷量进行有效的使用，以减少本方法中整体的能量消耗。

[0043] C3分流器362优选要么是低压热泵塔，要么是标准冷却水冷凝塔，具体选择取决于经济情况。丙烯用于提供本方法其它地方所用的大约-40℃(-40°F)的冷量。

[0044] 图3所示的乙烯回收率为98～99％，其取决于所选的压力和温度。乙烯损失主要源于在-95℃～-130℃(-140°F～-200°F)从转筒330中释放的尾气336。

[0045] 图4显示了本发明关于前端脱乙烷塔的原则。在本实施方案中，塔410是脱乙烷塔，富含丙烷和重烃的塔底流442被供给脱丙烷塔470，塔470可以是单塔或双塔系统。塔顶流472被供给C3分流器462，而塔底流474被供给脱丁烷塔444，和图3的实施方案一样。由于脱甲烷塔424的塔底流438基本上不含丙烷，所以可以直接供给C2分流器452。

[0046] 图5显示了本发明关于串联的前端脱丙烷塔510A和脱乙烷塔510B的原则。脱丙烷塔510A配备有传统的塔顶回流冷凝器(图中没有给出)和回流转筒576。塔顶蒸汽流578被供给脱乙烷塔510B，该塔和图4的实施方案一样是热泵式。来自脱丙烷塔510A的塔底流542被供给脱丁烷塔544，而来自脱乙烷塔510B的塔底流560被直接供给C3分流器
562。在本实施方案中，需要时可以将部分脱乙烷塔510B的塔顶蒸汽512和/或来自冷却箱518的第一冷却阶段的蒸汽输出，作为稀释的乙烯制品流。

[0047] 图6进一步显示了本发明关于前端脱丙烷塔的原则，其中工艺气体压缩被限定为两个阶段。在本实施方案中，第二阶段PGC 604的排出压力为大约10.5～24.5kg/2 2
cm(150～350psia)，更优选是大约12.6～14kg/cm(180～200psia)，脱丙烷塔610的塔顶蒸汽612供给冷却箱618，其压力基本上和塔610的压力相同，优选是大约10.5～11.2kg/
2 2
cm(150～160psia)，尤其是约10.85kg/cm(155psia)，无需进一步压缩。回流泵680用以将从冷却箱618中回收的液流620返回到塔610中。脱甲烷塔624的塔顶蒸汽流640的压力不足以使其被引入脱丙烷塔的塔顶流612中，相反，其在冷箱628里(或外面)被加热以回收冷量，并通过管道632循环到第一工艺气体压缩器602的吸料口中。本实施方案的优点在于，无需在其它实施方案中对塔610进行热泵所需的第三工艺气体压缩器阶段。

[0048] 图7所示的实施方案采用具有乙烯吸收器782的前端脱丙烷塔，用以进一步降低尾气流736中的乙烯损失。乙烯吸收器782优选是简单的塔，无需采用冷凝器或重沸器替换图3所示的分离转筒330。管道758中的乙烷可以通过管道784供应，在交换器单元786中冷却，并且被当作洗液送入乙烯吸收器782的顶部，其压力和温度都和吸收器782大致相2
同，例如14kg/cm(200psia)和-95℃(-140°F)。来自吸收器782中的乙烷-乙烯液体收集在管道788中，并重新循环到冷箱728、管道732和工艺气体压缩器702里。另一选择，如果足够纯净或适当纯化后，乙烷原料通过管道790或者丙烷制品通过管道792用作洗液。
使用该实施方案获得的乙烯回收率为99％，还可以达到更高，优选至少是99.8％，而且同时避免了使用极低的温度。乙烯吸收器782并不局限于和图7所示的前端脱丙烷塔方案配合使用，可以和图3～6所示的任何实施方案配合使用，以替代冷箱分离器转筒。

[0049] 本发明达到了减少本方法中使用的设备数量的目的，因此降低了相应的成本。例如，只采用两段或三段工艺气体压缩，而传统的高压现有技术方法需要4段或更多。通过使用热泵式、低压初级蒸馏塔，通常无需使用冷凝器、回流转筒和泵，而且塔的塔盘数量相对少。在图3的实施方案中，通过将脱乙烷塔和C2分流器联合使用，无需冷凝器和回流转筒，并显著减轻了C2分流器作为重沸器的任务，而仅仅轻微地增加了C2分流器作为冷凝器的任务。通过使用图7实施方案中的乙烯吸收器，本方法可以避免出现硝化树胶的形成温度，而仍然保持高的乙烯回收率和低的能量消耗。在本方法中需要非常少的热交换器，但却有效地实现了冷量的回收。需要时，可以调整最终的压力曲线，从而省去用在脱丙烷塔底部、脱甲烷塔底部和脱乙烷塔底部的泵，并且无需用于脱丙烷塔、脱乙烷塔、脱甲烷塔和C2分流器的回流泵。而且，废冷却水的热量可以用来让脱丙烷塔重新沸腾，节约了蒸汽成本。另外，通过在相对低压下操作，本发明无需象现有技术中在高压下工作的烯烃回收方案那样，采用联接的膨胀器-重压缩器(或者膨胀器-发电机)来回收冷箱周围的压力。

[0050] 实施例1：在商用Aspen模拟器上采用如图8A和8B(“图8”)所示的模拟图，对图3所示的实施方案进行了模拟，选定的压力(椭圆形图标)和温度(六角形图标)如图中所示。原料是气体流和液体流形式，其组成如表1所示。

[0051] 表1组分 蒸汽原料(mol％) 液体原料(mol％)
H2 6.4 0.0
N2 0.4 0.0
CO2 0.1 0.0
H2S 0.2 0.0
CH4 5.8 0.0
C2H4 13.3 0.3
C2H6 2.5 0.1
C3H6 20.1 1.8
C3H8 6.4 0.7
1，3-丁二烯 0.1 0.0
1-丁烯 10.0 3.0
异丁烷 9.2 2.2
正丁烷 2.9 1.0
C5+ 17.6 90.6
H2O 5.0 0.3
总流量(kmol/hr) 8200 1000

[0052] 在低压回收系统中采用了三段工艺气体压缩。前端脱丙烷塔310的操作压力大约2
是7kg/cm(100psia)，位于第三段PGC 314的吸料口。第三段PGC 314的排出压力大约是
2
14kg/cm(200psia)。乙炔反应器安置在第三段PGC 314的下游，将所有的乙炔转化成乙烯和乙烷，同时将部分MAPD转化成丙烯和丙烷。乙炔反应器流出物在-20.8℃(-5.4°F)丙烯冷却剂的作用下部分冷凝，部分流体为脱丙烷塔310提供回流。工艺气体在丙烯和乙烯冷却剂的作用下，进一步冷却到-71.7℃(-97°F)。冷凝后的液体被送入脱甲烷塔324(没有冷凝器)中。没有冷凝的蒸汽通过冷箱交换器328被冷却到-126℃。该部分冷凝的流被送到转筒330，将Joule-Thompson再循环流体和尾气蒸汽分离开。从转筒330顶部出来的尾气基本上由甲烷和各较轻的组分组成，但也包含一些乙烯，其在冷箱328交换器中回收了冷量后，用作燃料气体。转筒330底部排出的Joule-Thompson再循环液体基本上由乙烯和一些甲烷组成，其在经过冷箱328交换器回收了冷量后，被重新送回第二段PGC 304的吸
2
料口。脱甲烷塔310的工作压力大约是7.7kg/cm(110psia)，位于第三段PGC 314的吸料口，用以回收乙烯。脱甲烷塔310的塔底流基本上由乙烷、乙烯、丙烷和丙烯组成，被送到脱乙烷塔350、C2分流器352和C3分流器362，以回收聚合物级的乙烯和丙烯。C2分流器352塔底流中的乙烷可以和尾气336结合，最后被送到燃料气体系统里。
2

[0053] 本系统的主要优点在于采用的是低压。最大PGC排出压力是14kg/cm(200psia)，无需-100℃(-148°F)的冷却水平，却获得了很好的乙烯回收率。为了实现这个目标，需要有再循环流提供制冷并使尾气中的乙烯损失最小化。实际上，尾气中的乙烯损失通过再循环分离器转筒330的温度进行控制。较低的温度可以减少尾气336中的乙烯损失，但会形成更大的循环，从而增加PGC能量消耗以及乙烯和丙烯制冷循环的能量消耗。例如，图8所示的模拟图得出乙烯的回收率大约是98.6％，用于PGC和制冷的能量消耗为43369kw；但如果将乙烯的回收率提高到99.3％，那么PGC/制冷压缩的能量消耗将增加6.7％。所以，在附加乙烯制品产量和附加能量消耗成本之间需要权衡，经济上的最优化取决于乙烯价格和能量或燃料成本。

[0054] 实施例2：本实施例中，在商用Aspen模拟器上采用图9A和9B(“图9”)所示的模拟图，在选定压力(椭圆形图标)和温度(六角形图标)下，和实施例1一样对图7所示的实施方案进行了模拟。采用吸收器782替换分离器转筒330。从冷箱728中排出的部分冷凝的流被送到吸收器782，该吸收器中只有几个塔盘，没有冷凝器或重沸器，所以和分离器转筒330相比附加成本很小。二级脱甲烷塔原料分离器(-70.6℃/-95.1°F转筒)中排出的蒸汽流726通过冷箱728进一步冷却到恰好-100℃(-148°F)，而在实施例1中是-126℃(-195°F)。该部分冷凝的流随后被送到吸收器782中的底部塔盘中。从C2分流器底部758中排出的乙烷液流784通过冷箱728中的交换器786(参见图7)被冷却到-100℃(-148°F)。在吸收器782中发生了传质，其中部分冷凝流中蒸汽所含的乙烯被吸收到液体乙烷里。从吸收器782排出的塔顶蒸汽(尾气)流736通过冷箱728以回收冷量，其含有比实施例1所表述的图3实施方案中少很多的乙烯。从吸收器782中排出的塔底流通过阀门731膨胀，通过冷箱728以回收冷量，然后经过管道732循环到第一段PGC 702的吸料口。

[0055] 采用乙烯吸收器782后，可以获得高得多的乙烯回收率，而只非常少地增加能量消耗。例如，和实施例1相比，99.5％的乙烯回收率仅仅增加2.1％的能量消耗。另外，本实施方案将工艺气体冷却到仅仅-100℃(-148°F)，远高于硝化树胶的形成温度，因此改善了本工艺的安全性。

[0056] 以上参考示范性实施方案描述了本发明，这是出于举例说明本发明的目的，和限制。对本领域的技术人员而言，当他们了解了前述的公开内容后，对本发明的许多改动会很清楚。所以所有在所附权利要求书的范围和实质以内的这种改动，都包括在内。