专利名称：回收乙烯和氢的吸收方法
技术领域：
本发明涉及处理烃类气体如裂化气和炼厂排出气以回收一种或多种所希望得到的组分。
自从四十年代，在热解炉中热裂化烃料生产乙烯的技术已经成熟。将热解炉气冷却、压缩、脱硫醇、干燥，再送到乙烯厂的回收段，其中第一分馏塔是在大约-150℃操作下的馏分头部脱甲烷塔。将脱甲烷塔底物流进料到脱乙烷塔，而含富氢的脱甲烷塔顶部物流送到深冷装置，从燃料气流中回收附加乙烯。排除馏分组成尾部乙炔系统，例如串联两台乙炔反应器，通常置于脱乙烷塔和C2分割塔之间。甲基乙炔和丙二烯反应器置于脱丙烷塔和C3分割塔之间。这种设置反应器会引起产生大量的绿油、由烯烃和二烯烃生成的聚合物，它们很可能在C2分割塔中冻结或在乙烷蒸发器中聚积。通过处理来自热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔(它们与馏分头部催化乙炔加氢反应器相连接)的塔顶气，绿油问题可被限制。
从含有这些不饱和化合物的裂化气、炼厂气和合成气中分离和回收烯烃的多种方法均是溶剂吸收技术领域里的公知方法。有些方法是利用某种链烷烃化合物作为吸收油，还有些方法是利用芳烃吸收油作为溶剂，在吸收塔或吸收塔一萃取塔中设置再沸器。
Y.R.Mehra的美国专利4，743，282中介绍了一种处理裂化气的方法，将裂化气压缩、冷却、脱硫醇然后干燥，并且在两种贫溶剂的各回路中连续逆流萃取，生产C＝2以上的烃类产品、富甲烷气产品以及富氢气体产品。
Y.R.Mehra的美国专利4，832，718中介绍了一种提纯氢的方法，即在乙烯萃取塔内，用来自至少一个闪蒸段的溶剂滑流，然后用甲烷萃取塔中的贫溶剂，在压力不大于3，448kPa下，连续逆流萃取含烯烃的气体流。
Y.R.Mehra的美国专利5，019，143中介绍了一种连续方法，即在具有至少一个再沸器的脱甲烷吸收塔中，将含氢的排出气流在任何压力下与萃取过的物理溶剂的主物流接触，然后再与贫溶剂的清洗物流接触。
在热裂化气或催化裂化气或炼厂排出气中存在大量的氢气，氢通常与烯烃如乙烯和丙烯有关，除了氢以外，这些气体一般包括甲烷、一氧化碳、二氧化碳、乙烯、乙烷、乙炔、甲基乙炔、丙二烯、丙烯、丙烷、丁二烯、丁烯、丁烷、C5烃、C6～C8烃、非芳烃、苯、甲苯、二甲苯、乙苯、苯乙烯、204℃的C9汽油、204℃以上的燃料油以及水。
于1991年10月3日在荷兰举行的KTI研讨会上，KTI/AET乙烯回收法的发明人介绍了该发明，将馏分头部热泵式脱丙烷塔与第四段压缩机、馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统以及干燥段组合，然后进料到吸收C2烃和C3烃及产生塔顶物的吸收塔-萃取塔中，其中塔顶物被送到小型自动制冷(一种膨胀器装置)脱甲烷塔，在此能回收全部C2烃。将富溶剂送到溶剂再生器，其中脱甲烷的C2烃和C3烃作为塔顶产物被回收，并且产生贫溶剂，在加热回收后返回到吸收塔-萃取塔。不要求乙烯制冷。C2烃和C3烃在普通的脱乙烷塔中进一步分离，生产C2馏分和C3馏分，然后将它们分别在超分馏塔中处理，生成聚合级的乙烯和丙烯产品。将分别从超分馏塔中排出的乙烷和丙烷作为塔底产物循环和裂化，在热解炉中消灭。
在1991年10月14日的European Chemical News，第26页上报道了这个研讨会，但该文章除了提供近似的方框流程图外，几乎没有提到该方法的吸收部分。
但是，在KTI研讨会上介绍的方法中并没有提供分离和回收既使大量氢中的一部分的装置，而在热裂化气或催化裂化气或炼厂排出气中一般存在大量的氢。在这些气体中的所有氢被当作部分燃气产品而排掉。因此，要额外提供回收这些氢的方法和装置。
本发明首先涉及回收乙烯，即通过处理冷却的、脱硫醇的及压缩的烃气物流，它们含有氢、甲烷、一氧化碳、乙烯、乙烷、乙炔以及C3烃，还有乙烯厂裂化气体流和/或炼厂排出气体流中的重质烃类，将该烃气物流通过热泵式脱丙烷塔，该塔与馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统相连接，生产出C3和较轻质的塔顶物流，并作为进料气物流送到脱甲烷吸收塔。
可选择地，首先将冷却的、脱硫醇及压缩的烃气物流通过热泵式脱乙烷塔，该塔与馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统相连接，生产出C2和较轻质的塔顶物流，并作为进料气物料送到脱甲烷吸收塔。
通过处理热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔(它们与馏分头部催化乙炔加氢反应器相连接)的塔顶气，在脱甲烷吸收塔中能够回收75%至95%反应器排出气中的所含乙烯，随后处理脱甲烷吸收塔中的塔顶气，在自动制冷回收装置中回收合并的溶剂和剩余5%至25%的乙烯。关于回收乙烯实现了本发明各种所希望的目的。
本发明的方法能适用于普通乙烯厂的各种进料，其中乙烯厂包括馏分头部脱乙烷塔或馏分头部脱丙烷塔，而正如下文所述，实施给出了用全程石脑油进料到具有馏分头部脱丙烷塔的乙烯厂。
将石脑油进料气化，然后送到热解炉中，该炉的排出物在油急冷塔中直接急冷之前先在转油线换热器中进行间接急冷。从急冷系统得到燃料油馏分。将油急冷系统中，通过与其它过程的载流和产生的稀释流进行热交换，从而回收来自热炉排出物中的热量。
在水急冷系统中进一步冷却油急冷塔的塔顶物，稀释流在此冷凝。通过与其它过程的载流、尤其是再生塔再沸器的载流进行热交换，从循环急冷水中回收热量，以使在整个系统中获得能量增效作用。
将冷却水急冷塔的塔顶物经三级压缩，获得主要由馏分头部脱丙烷塔的操作压所控制的最佳压力。在裂化气压缩机第三级处的排出物与胺和碱洗系统化合，排去了酸气体。不含酸气的裂化气然后在进入工厂的分馏段之间进行干燥。
低压脱丁烷萃取塔位于压缩列，以除去裂化气中的C5和较重质馏分。在压缩列中，不要求高压的萃取塔。
本发明的方法采用了将馏分头部热泵式脱丙烷塔系统与馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统相连接的方法。馏分头部热泵式脱丙烷塔允许低压分馏以及高压冷凝。当脱丙烷塔在低压工作时减少了积垢。
通过裂化气压缩机的第四级提供了脱丙烷塔热泵的能量。压缩机的排出口处，在馏分头部反应器系统中乙炔选择加氢得到乙烯。另外，在脱丙烷塔的塔顶物中所含的重质C3和C4炔类和二烯烃类，通过选择加氢得到相应的烯烃，致使整个反应器系统获得全部烯烃。在整个反应器系统中没有生成绿油。
不含C3以下炔烃部分的裂化气离开反应器，并在脱水器中干燥，除去微量的湿气。这种C3以下的馏分离开脱丙烷塔回流鼓，而进入溶剂萃取系统，回收C2以上的烃类。
将C3以下的馏分进料到脱甲烷吸收塔。C2烃和C3烃被溶剂吸收，而甲烷和较轻质组分与某些乙烯一起从脱甲烷吸收塔的顶部离开。这股塔顶物流被送到一个小型自动制冷回收装置，在此主要是回收所有的C2烃。另外，通过附
图1、2和3所述的装置回收脱甲烷吸收塔中塔顶物中存在的溶剂，并将回收的溶剂返回到脱甲烷吸收塔中。通过各种物流相互交换并利用涡轮膨胀机和/或减压阀，使膨胀回收系统自动制冷，从而不需要低于-55℃的外部制冷。
将脱甲烷吸收塔塔底中的富溶剂送到溶剂再生塔，在此脱去甲烷和C2烃和C3烃作为塔顶产物被回收。贫溶剂在热量回收后返回到脱甲烷吸收塔。
C2烃和C3烃在普通的脱乙烷塔中进一步分离，得到C2和C3馏分。然后将这两种馏分在与之相应的超分馏塔中处理，获得聚合级的乙烯和丙烯产物。分别从超分馏塔(例如C2和C3分割塔)离开的乙烷和丙烷作为塔底产物进行循环，并且在热解炉中裂化消灭掉。省去了馏分组成尾部乙炔加氢反应器。
从热泵式脱乙烷塔或热泵式脱丙烷塔塔底离开的C4以上的馏分，被送到普通的脱丁烷塔中，得到作为塔顶产物的C4混合烃。将脱丁烷塔的塔底产物在压缩列与低压萃取塔的塔底物合并，再送到热解加氢汽油处理器。
本发明回收乙烯法的外部制冷仅是通过丙烯制冷压缩机而提供的。本发明回收乙烯法并不要求乙烯制冷作用。应该理解，对于本发明可采用能提供不低于-55℃外部制冷的任何制冷剂。
本发明的特征在于选择由下列物质构成的烃溶剂，具有4至10个碳原子的链烷烃、具有4至10个碳原子的环烷烃、芳香烃选自苯、甲苯、具有甲基、乙基或丙基脂肪基团的C8-C10芳族化合物，其具体由下列子基团构成邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯、连三甲苯、1，2，4-三甲基苯、1，3，5-三甲基苯、枯烯、邻乙基甲基、间乙基甲苯、对乙基甲苯、正丙基苯、异丙基苯、1，2-二氢化茚、杜烯、异杜烯、连四甲苯、粗二甲苯、甲苯烷基转移反应排出物、已萃取的C9石脑重整油、富集C9烷基苯的重整油的C9中间馏分、C7-C9烷基芳烃及其混合物，以及链烷烃、环烷烃和/或芳烃的混合物。
本发明进一步的特征在于中间冷却和再沸脱甲烷吸收塔，向该塔送入烃类气的进料流，然后调节贫溶剂的循环速率，从而得到塔顶气物流并且吸收烃气物流中75%至99%的乙烯，成为塔底富溶剂流，再将其送到溶剂再生塔，得到乙烯和较重质烃的塔顶烃流和贫溶剂流。
另外，本发明的特征在于将塔顶气物流进料到自动制冷回收装置中，得到一种燃料气物流，它含有低至0.1%的并存在于烃气物流中的乙烯;回收1%到25%存在于进料气物流中的乙烯作为C2以上组分的物流;以及回收存在于塔顶气物流中的过量溶剂，然后将过量的溶剂循环到脱甲烷吸收塔。
乙烯和较重质烃的塔顶烃物流与C2以上的烃流结合，得到一种合并的富乙烯物流，将之送入脱乙烷塔，就得到丙烯和较重质烃的塔底流以及乙烯和乙烷的塔顶流。
再将乙烯和乙烷的塔顶流送入C2分割塔，就得到乙烷的塔底流和乙烯的塔顶流，其乙烯量至少为烃气物流中99%的乙烯。
本发明回收乙烯的方法同样能用于处理炼厂排出气正如处理裂化气一样，是因为该方法的多用性能够很容易地适用各种不同的炼厂进料。
实际上，裂化气和炼厂排出气总是含有氢，以致进到脱甲烷吸收塔的进料气物流和来自脱甲烷吸收塔塔顶气物流除了乙烯和重质烃外，还含有氢。
当希望回收高达50%进料气物流中的氢时，塔顶气物流有选择性地分为氢部分物流和燃料部分物流，将氢部分物流送到甲烷吸收塔，并将燃料部分物流送到自动制冷回收装置。
甲烷吸收塔产生塔顶氢物流(它含有高达50%的进料气物流中的氢)和塔底富溶剂物流，将后者进料到脱甲烷吸收塔中。
当选择性回收高达50%进料气物流中的氢时，溶剂作为单一溶剂回路进行循环，测定其循环速率是通过进料气物流中的C2以上烃含量。
当希望回收20%至100%的进料气物流中的氢时，将脱甲烷吸收塔的塔顶气物流送到甲烷吸收塔中，而产生氢物流(它含有20%至100%进料气物流中的氢)以及塔底富溶剂物流。
将甲烷吸收塔的塔底富溶剂物流有选择性地分成吸收部分物流和萃取部分物流，将吸收部分物流进料到脱甲烷吸收塔，而将萃取部分物流进料到甲烷萃取塔。
甲烷萃取塔产生塔底的溶剂物流(将它循环到甲烷吸收塔)以及塔顶物流，将后者送到自动制冷回收装置。
当有选择性地回收20%至100%进料烃气物流中的氢时，溶剂作为二个溶剂回路进行循环，其包括小溶剂回路在甲烷吸收塔、脱甲烷吸收塔和溶剂再生塔中循环，大溶剂回路在甲烷萃取塔和甲烷吸收塔中循环，小溶剂循环回路的循环速率取决于进料气物流中的C2以上烃含量，大溶剂循环回路的循环速率取决于将吸收塔顶气物流中所含的甲烷所要求的总循环速率减去由溶剂再生塔产生的塔底贫溶剂物流流速，其中塔顶气物流是由脱甲烷吸收塔产生的。
从溶剂再生塔出来的塔底贫溶剂物流经有选择性地分成甲烷部分物流和乙烯部分物流，将乙烯部分物流送到脱甲烷吸收塔并且将甲烷部分物流送到甲烷吸收塔。
这样三种经选择的分割物形成了一种使整个工厂按要求的百分比回收氢的方法，只改变燃料气物流的组成，而不影响合并的富乙烯物流的产量和组成。
当冷却的、脱硫醇的和压缩的进料气物流是裂化气物流时，通过使用涡轮膨胀机得到自动制冷作用，其中该膨胀机依次提供冷冻脱甲烷作用和回收高达25%的存在于烃气物流中的乙烯，这里的烃气物流是进料到脱甲烷吸收塔作为C2以上烃的物流。
当冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流是FCC的炼厂排出气(它还含有氮和氧化氮)时，自动制冷作用是通过使用减压阀来提供，其依次提供冷冻而获得焦耳一汤姆逊效应，而限制这种冷冻不低于-110℃，从而防止了氧化氮冷凝。
当冷却的、脱硫醇的和压缩的进料气物流含有氢、甲烷、一氧化碳、乙烯、乙烷及以C3和重质烃，即具有炼厂排出气特性的物流，而基本上不含乙炔时，可以通过热泵式脱乙烷塔或热泵式脱丙烷塔处理，而不用催化加氢处理，分别得到C2以下烃或C3以下烃的塔顶物流，将该塔顶物流送到脱甲烷吸收塔作为进料气物流。
用于吸收烃的溶剂是适用于作为本发明中间冷却和再沸脱甲烷塔和甲烷吸收塔的吸收剂。
本发明方法同样适用于处理炼厂排出气正如处理裂化气一样，因为该法的多用性能够很容易地适应各种炼厂进料。例如，有的炼厂排出气不含有乙炔，就能绕过乙炔反应器、脱水器和冷冻及相分离装置。
参照附图1，2和3，应该理解当下文标记物流时，实际上指明了管线，如果没有说明，当已提到过物料，就意味着给出了物流。此外，关于本发明的连续操作方法，控流阀、温度控制装置、泵以及类似物应被理解为已设置并且以通常的关系与附图所示的以及下文所述的主项设备一起操作。所有这些阀、装置以及泵等等均包括在“附加设备”中，术语“吸收塔”通常采用气体/溶剂吸收装置，但当有择物理溶剂用于本发明的方法时，它就称为“萃取塔”。吸收塔还应理解为吸收柱，萃取塔应理解为分馏柱。
还应该理解，“吸收塔-萃取塔”和“脱甲烷吸收塔”是涉及同一设备，“膨胀回收装置”和“自动制冷回收装置”是涉及同一设备。
附图1是示意流程图，其中脱甲烷吸收塔接受来自热泵式脱丙烷塔或热泵式脱乙烷塔的气体，并且将它的塔顶物送到一个小型自动制冷回收装置，在此基本上消除了烯烃和溶剂的所有损失。
附图2是示意流程图，公开了从馏分头部热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔或来自炼厂排出气物流的塔顶气物流中回收高达50%的氢的滑流最佳实施方案。
附图3是示意流程图，公开了在相同的气体物流中回收20%至100%的氢的完全物流最佳实施方案。
在附图1示意流程图上所示的方法，包括热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔13，乙炔反应器18，脱水器21，冷冻及相分离系统25，中间冷却及再沸脱甲烷吸收塔29，自动制冷回收装置35，溶剂再生塔53，脱乙烷塔41以及C2分割塔47。
将裂化进口气物流11，即呈干燥和不含CO2和不含硫的气体进行冷却，再送到具有再沸器的脱丙烷塔13中，除去C4以上的烃类作为物流17。当使用脱乙烷塔13时，物流17含有C3以上的烃类。将它的塔顶物流15送到乙炔反应器18。反应后的塔顶物流19被送到脱水器21中，得到干燥的物流23，再将之送到冷冻及相分离系统25。液体物流26从系统25循环到脱丙烷塔13。将气体物流27送到脱甲烷吸收塔29。
脱甲烷吸收塔29产生塔顶物流31，它被送到自动制冷回收装置，以及塔底物流33，它被送到溶剂再生塔53。自动制冷回收装置35产生回收的溶剂物流32，燃料气物流37和脱甲烷的C2以上烃的物流39，其中将回收的溶剂物流32循环到脱甲烷吸收塔29中。
再生塔53产生塔底贫溶剂物流57和塔顶物流55，前者被送到脱甲烷吸收塔29的顶部，后者与C2以上烃物流39合并，作为物流42送到脱乙烷塔41。将脱乙烷塔41的塔底物流45送到C3分割塔，而将脱乙烷塔41的塔顶物流43送到C2分割塔47，它产生乙烯产物物流49作为它的塔顶物以及乙烷循环物流51作为它的塔底物。当按本发明方法的示意图使用热泵式脱乙烷塔13时，物流42绕过脱乙烷塔41进入C2分割塔47。
本发明的方法提供了一种减少溶剂损失的新方法，因为脱甲烷吸收塔29阻止了C4以上烃的进料物流，从中排除了C2烃和C3烃，并且基本上只有氢和甲烷的物流送到了它的自动制冷回收装置35，从而要求深冷却这些气体，除了少量部分(例如，11%)的乙烯和微量部分(例如，1%)的丙烷外，而不使任何化合物冷凝。另外，自动制冷回收装置35，起着尾端脱甲烷塔的作用，它包括脱甲烷塔和涡轮膨胀机或焦耳一汤姆逊阀，以回收所有的溶剂，致使仅仅是可忽略不计的量(例如，0.008%)与循环到裂化操作的丙烷物流离开本过程。并不需要补充其它的溶剂。
利用自动制冷回收装置35作为膨胀回收系统能使本发明的方法避免尽可能地回收溶剂和尽可能地减少乙烯损失的高额费用，而高额费用正是现有技术的吸收方法的通病，因为用本发明的方法脱甲烷吸收塔29仅可以回收大部分的乙烯(75%至99%)，然后取决于膨胀回收系统，起着清洗剩余的乙烯(25%至1%)及伴随乙烯的溶剂的作用。通过脱甲烷吸收塔29回收大部分乙烯取决于具体工厂的经济状况、进料组成和费用、投资费用和操作费用等因素。
实例1下列表格ⅠA、ⅠB、ⅠC和ⅠD提供了附图1所示的19种物流中的24种组分的物料平衡(以每小时公斤摩尔计)，其中19种物料来自本发明从裂化气物流回收乙烯的馏分头部脱丙烷吸收法、馏分头部催化加氢吸收法以及脱甲烷吸收法，而所述的裂化气物流不含CO2和硫化合物并且是通过裂化全程石脑油进料所制得。这19种工作物流与下列有关脱丙烷塔13，乙炔反应器19，脱水器21，冷冻及相分离装置25，脱甲烷吸收塔29，自动制冷回收装置35，脱乙烷塔41，C2分割塔47以及溶剂再生塔53。
表格1A到1D披露了脱丙烷塔13除去了物流17中的大多数C4以上的化合物，并且接受物流11和26。乙炔反应器18除去了全部乙炔，减少了丙二烯的量，除去了大多数丁二烯，并且增加了乙烯、乙烷、丙烯和1-丁烯的量。由于有这些乙烯生成，而只有非常少量的由本发明方法获得的燃料气物流中的乙烯损失，所以乙烯产物的量大于进料物流11中乙烯存在的量。
反应器18的反应速度是相当高的，因为丙三烯和尤其是丁二烯趋向于在反应器中聚合，并且阻塞脱甲烷吸收塔29。正如表格1A所示，反应器18减少了1，3-丁二烯的量，从物流15中的每小时9.34公斤摩尔减到物流19中的每小时0.93公斤摩尔，通过反应器18和脱甲烷吸收塔29的后续设备获得还原反应，完成了本发明的主要目的。
回到讨论完成本发明的问题上来，拿表格1A到1D为例来说明，脱水器21除去了物流19中的微量水，基本上保证物流23中不存在水分，在循环物流26中，冷冻及相分离系统25除去了已脱水物流中14%的乙烯，57%的M-乙炔，50%的丙二烯，42%的丙烯，72%的乙烯基乙炔、35%的1，3-丁二烯，71%的异丁烯以及72%的1-丁烯。
表ⅠD回收乙烯的馏分头部加氢及吸收方法物流 57温度 ℃ -49压力 kPa 3,261水 kgmole/hr 0.00氢 kgmole/hr 0.00甲烷 kgmole/hr 0.00CO kgmole/hr 0.00乙炔 kgmole/hr 0.00乙烯 kgmole/hr 0.03乙烷 kgmole/hr 0.08M-乙炔 kgmole/hr 0.60丙二烯 kgmole/hr 2.34丙烯 kgmole/hr 68.19丙烷 kgmole/hr 1.73乙烯基乙炔 kgmole/hr 0.001,3-丁二烯 kgmole/hr 0.16异丁烯 kgmole/hr 2.211-丁烯 kgmole/hr 4.69反2-丁烯 kgmole/hr 0.01正丁烷 kgmole/hr 0.2713-CC5== kgmole/hr 0.002M-1-丁烯 kgmole/hr 0.00苯 kgmole/hr 0.002M-2-丙烯 kgmole/hr 0.00正己烷 kgmole/hr 2,595.36苯乙烯 kgmole/hr 0.00间二甲苯 kgmole/hr 0.00总量 kgmole/hr 2,675.67
在富溶剂物流33中，脱甲烷吸收塔29除去了物流27、32和57中的89%的乙烯，99%的M-乙炔、99%的丙烯，99%的1，3-丁二烯，99%的异丁烯以及99%的1-丁烯。
尽管很久以前用现有技术获得了这样的吸收结果，但从经济上来看整个方法的结果是难以接受的，原因是损失了燃料气物流。可是，通过让该物流通过自动制冷回收装置35，本发明的方法在燃料气物料37中的损失，正如表格1A到1D所示，物料31中的进料乙烯损失1.76%，物料11中的进料乙烯损失0.20%，除了燃料气外的其它组分没有损失，如氢、甲烷和一氧化碳，而保持溶剂按要求循环，如正己烷按摩尔计为整个进料气的42%。在物流39中，自动制冷回收装置35除去了物料31中的乙烯98%，乙烷99.6%，以及丙烯99.2，再将剩余的物料经管线32返回到脱甲烷吸收塔29。
由此，用松弛法可操作脱甲烷吸收塔29，而不是对它的限制放松，所以只要求相当少的投资费用和低的操作费用。按照实例1中的表格1A到1D，自动制冷回收装置35接受了48.5%(摩尔)的进料物流以及26.9%(重量)的进料物流，该装置不要求外部深冷制冷来冷凝其塔底物流的化合物(在本实例中大约4%(摩尔)的进料烃气物流)，所以也只要相当少的投资费用和非常低的操作费用。
另外，当要求回收氢时，来自脱甲烷吸收塔的塔顶气物流能有选择性地分成氢进料分流部分和燃料气分流部分，从中回收含有氢的部分作为产物，由于分割了气体物流，因此回收氢的百分比是有限的。对于本发明滑流和完全流实施方案在作用上的区别来说，两者之一都能选择制氢，但滑流的实施方案可回收高达50%的氢。然而应该认为，这是一种务实的选择而不是对方法的限制。
还应该认为，对于回收氢的同等水平，氢的纯度随后溶剂循环的次数增加而提高。因此，对于已知的纯度，通过增加溶剂循环能够提高氢的回收率。
对于滑流回收氢的实施方案，脱甲烷吸收塔的塔顶物流能有选择性地分成氢进料和燃料气分割部分，得到含氢高达50%作为产物。更特别地，将氢分割部分送到甲烷吸收塔，其中得到氢作为塔顶产品物流，而在塔底得到富甲烷溶剂，再将之送到脱甲烷吸收塔的塔顶。将脱甲烷吸收塔的分割塔顶物流的剩余物直接送到自动制冷回收装置中，其中含有甲烷和一氧化碳的燃料气物流分离成塔底C2/C3物流和少量富溶剂侧流，再将该侧流循环到脱甲烷吸收塔。
将脱甲烷吸收塔的塔底富溶剂物流送到溶剂再生塔，产生一种含有所有C2以上烃组分的塔顶物流和一种塔底贫溶剂物流，再将后者送到甲烷吸收塔的塔顶。将C2以上烃的塔顶物流与自动制冷回收装置中的塔底C2/C3物流结合，形成一种乙烯/丙烯产物物流，用于进料到脱乙烷塔和C2分割塔。
整个滑流实施方案作用于一个溶剂回路，而通过脱甲烷吸收塔的进口气体的C2以上烃含量测定该回路的循环速率，该回路起始于让贫溶剂进入甲烷吸收塔的顶部，然后进入脱甲烷吸收塔，再进入产生贫溶剂的溶剂再生塔。
对于完全流回收氢的实施方案，进一步发现，通过在甲烷吸收塔中初始处理脱甲烷吸收塔的整个塔顶物流，其塔顶物流能够有效地制得作为氢产物物流，贫氢富溶剂物流作为甲烷吸收塔的塔底物流，有选择地被分成小部分物流和大部分物流;将小分割溶剂物流送到脱甲烷吸收塔，并将大分割部分物流送到甲烷萃取塔。将甲烷萃取塔的塔底富甲烷和贫氢物流送到自动制冷回收装置，它的作用与滑流实施方案相同。可是，与滑流实施方案相反，其中脱甲烷吸收塔的塔顶物流在甲烷吸收塔和自动制冷回收装置之间分流;按完全流实施方案，甲烷吸收塔的塔底富溶剂物流在脱甲烷吸收塔和甲烷萃取塔之间分流。
在溶剂再生塔中提纯脱甲烷吸收塔的富溶剂也是按滑流实施方案的相同方法进行，循环到甲烷吸收塔塔顶的所有贫溶剂以及膨胀回收系统的塔底物流和溶剂再生塔的塔顶物流按相同的方法合并。完全流实施方案作用于两个溶剂回路，小回路循环通过甲烷吸收塔、脱甲烷吸收塔以及溶剂再生塔，大回路循环通过甲烷萃取塔和甲烷吸收塔。
小溶剂循环回路的流速是通过脱甲烷吸收塔的进口气体中C2以上烃含量所测定。大溶剂循环回路的流速取决于将吸收脱甲烷吸收塔中所含的甲烷所要求的总循环减去由溶剂再生塔得到的少量贫溶剂物流。
能用滑流实施方案有选择性地生产高达50%的进料氢，而能用完全流实施方案有选择性地生产20%到100%的进料氢。在设置甲烷萃取塔和铺设管线的情况下，为了让脱甲烷吸收塔的塔顶物的所需量进料到甲烷吸收塔或进料到自动制冷回收装置中，和/或为了让甲烷吸收塔的塔底物部分或全部送入脱甲烷吸收塔或部分送入甲烷萃取塔，和/或为了让溶剂再生塔的塔底物部分或全部送入甲烷吸收塔或部分送入脱甲烷吸收塔，可方便地调节整个工厂生产例如5%至100%进料氢的氢产品，这取决于市场对氢气的需求或取决于附近的炼油厂或石化厂对重整氢、加氢裂化氢等等的要求，而只是改变燃料气产品物流的组成，而不会妨碍C2/C3的产品物流。
按市场需求调节制氢而不影响制烯烃的方法包括(1)将来自在甲烷吸收塔和自动制冷回收装置间的脱甲烷吸收塔的塔顶气物流有选择的分流，(2)将来自脱甲烷吸收塔和甲烷萃取塔间的脱甲烷吸收塔中的塔底富溶剂物流有选择的分流，以及(3)将来自脱甲烷吸收塔和甲烷吸收塔间的溶剂再生塔中的塔底贫溶剂有选择的分流。
当回收氢接近零时，第一种(气体)分流100%的流到自动制冷回收装置，第二种(富溶剂)分流100%的流到脱甲烷吸收塔，以及第三种(贫溶剂)分流也100%的流到脱甲烷吸收塔。当回收氢接近100%时，第一种分流100%的流到甲烷吸收塔，第二种分流65%至85%的流到甲烷萃取塔，以及第三种分流100%的流到甲烷吸收塔。
附图2图示了本发明滑流实施方案，生产进料物流中的氢可高达50%的选择百分数，而维持C2和C3烯烃的全回收。通过利用中间冷却脱甲烷吸收塔29，甲烷吸收塔30，溶剂再生塔53，以及自动制冷回收装置35获得这个结果。该方法特别包括将馏分头部脱乙烷塔或脱丙烷塔的塔顶蒸气或例如来自FCC装置的炼厂排出气作为物流27进料到也接受物流32和38的脱甲烷吸收塔，其中物流27是由脱硫醇的、压缩的和干燥的饱和和不饱和烃气体构成。将塔底物流33送到溶剂再生塔53，产生塔顶物流55和贫溶剂的塔底物流57。
在回收氢高达50%时，按照市场的需要，将脱甲烷吸收塔29的塔顶物流31有选择地分成氢分流部分物流34和燃料气流部分物流36。甲烷吸收塔30接受来自溶剂再生塔53的至少一部分塔底物流57作为物流59。尤其当操作氢低回收率时，将剩余的部分作为物流58直接送到脱甲烷吸收塔29。
当操作氢相当低的回收率时，在此定义为高达50%，甲烷吸收塔30产生塔顶物流40，作为该方法的氢产品物流，以及富溶剂的塔底物流38，将物流38直接送到脱甲烷吸收塔29的塔顶。
将物流36送到自动制冷回收装置35，产生物流37作为燃料气产物物流，循环到脱甲烷吸收塔29的回收溶剂物流32，以及脱甲烷的乙烯以上烃的物流39，其中物流39与溶剂再生塔53的塔顶物流55合并生成脱甲烷的C2和C3不饱和及饱和烃的产物物流42，将它送入脱乙烷塔41，然后送入C2分割塔47。
附图3图示了本发明完全流实施方案，生产进料物流27中的氢，可在20%-100%的范围内选择，而维持C2和C3烯烃的全回收。利用甲烷萃取塔60与正如附图2所示的滑流实施方案相同的脱甲烷吸收塔29，甲烷吸收塔30，溶剂再生塔53以及自动制冷回收装置35相连接。
完全流实施方案尤其包括将馏分头部脱乙烷塔或脱丙烷塔的塔顶蒸气或例如FCC装置的炼厂排出气送到也接受物流32和48的脱甲烷吸收塔29。将塔底物流33送到溶剂再生塔53，在此产生塔顶物流55和贫溶剂塔底物流57。
不将塔顶物流31分流，而直接送到甲烷吸收塔30，该塔也接受来自溶剂再生塔53的塔底物流57和来自甲烷萃取塔60塔底的再生溶剂物流62。甲烷吸收塔30的塔顶物流40离开装置作为氢产物。
将塔底富溶剂物流38分成两部分循环到脱甲烷吸收塔29的吸收塔部分物流48和送到甲烷萃取塔60的萃取部分物流46，根据甲烷吸收塔30的吸收要求来确定物流46的相对用量，而根据脱甲烷吸收塔29的吸收要求来确定物流48的用量。
将甲烷萃取塔60的塔顶物流61送到自动制冷回收装置35，产生产物物流37作为燃料气产物，循环到脱甲烷吸收塔29的回收溶剂的物流32以及脱甲烷的乙烯以上烃的物流39，其中物流39与溶剂再生塔53的塔顶物流55合并生成脱甲烷的C2和C3不饱和及饱和烃的产物物流42，再将其送到脱乙烷塔41，然后送到C2分割塔47。
本发明的方法提供了一种减少溶剂循环的新方法，因为脱甲烷吸收塔29从基本上不含C4以上烃的进料物流27中回收了大约75-99%的所含乙烯，从中只是除去了C2烃和C3烃，然后实际上是将氢和甲烷送到甲烷吸收塔30，从而只要求外部深冷却送到自动制冷回收装置35的剩余气体，以便首先回收过量的溶剂作为物流32，也回收剩余的乙烯，其乙烯量为进料气中的1～25%，作为脱甲烷的物流39。
另外，在自动制冷回收装置35中的脱甲烷塔回收用物流42离开过程的剩余溶剂，如采用热泵式脱乙烷塔，最终与乙烷物流一起循环，或如果采用热泵式脱丙烷塔，最终与丙烷物流一起循环，进行裂化操作。由于还考虑用于过程中的链烷烃和环烷烃溶剂作为乙烯厂的进料，所以在循环乙烷或丙烷物流中含的溶剂基本上在裂化操作中提供了附加的乙烯。
通过脱甲烷吸收塔29回收大部分的乙烯，取决于具体工厂的经济状况，进料组成和费用，投资费用和操作费用等因素。
物流38与物流46与物流62形成了一个大溶剂回路，其中的溶剂旁路通过脱甲烷吸收塔29和再生塔53。甲烷萃取塔60可由分馏塔或多次闪蒸段或其组合塔构成。对于甲烷吸收来说，在甲烷萃取塔60中足以再生附加回路中的溶剂，所以没必要将该溶剂物流进入溶剂再生塔53。为了吸收正如附图3所示物流31中的大量甲烷以及与附图2所示滑流实施方案的物流34的量相比较，虽然来自溶剂再生塔53的真实贫溶剂被送到甲烷吸收塔30，但是在塔底物流62中的大量的足够贫溶剂表明十分有助于满足这种附加吸收的要求。
通过考虑涉及附图2和表格ⅡA、ⅡB和ⅡC的下列实施例2和涉及附图3和表格ⅢA、ⅢB和ⅢC的下列实施例3，可以更加充分地了解本发明。
下文用到的百分数均按公斤摩尔计。
在这些实施例中，正戊烷是举例说明的一种溶剂，但应该理解任何具有4至10个碳原子的物理烃溶剂均适合于本发明的方法。此外，任何链烷烃的、环烷烃的以及轻质芳烃的溶剂，只要在分子量和/或UOP特性等因素方面没有限制，就能满足实施本发明。
实施例2由于塔顶物流31被分流，以致21.24%的物流被送到甲烷吸收塔30作为物流34，将剩余的物流直接送到自动制冷回收装置35作为物流36，并且由于将所有溶剂物流38送到脱甲烷吸收塔29的顶部，本滑流实施方案在物流40中回收了物流27中的进料氢19.89%，以及物流34中的进入甲烷吸收塔30的氢92.2%。在物流40中的氢纯度大约为98%(摩尔)。进入吸收塔29的2，106.10公斤摩尔/小时的氢毫无损失地到了富溶剂物流33中。
表格ⅡA到ⅡC披露了物流31选择分流成物流36和物流34的分流率是3.7∶1.0。值得注意的是当吸收塔29在塔底为46℃以及塔顶为-33℃下操作时，处理5，781.85公斤摩尔/小时的进料，以及回收存在于进料物流27与2，563.64公斤摩尔/小时的纯正戊烷中的高于91%的乙烯，其中正戊烷用于本实例只是作为几种适当溶剂中的一种。
继续讨论本发明的特征是有关燃料气产品物流37，正如表格ⅡA到ⅡC所示的滑流实施例，自动制冷回收装置35回收了物流36中95.63%的乙烯作为脱了甲烷后只含0.08%(摩尔)甲烷的物流39，本实施例方法中的整个溶剂损失为0.52公斤摩尔/小时，并且存在于物流40和42中。对于燃料气系统，没有溶剂被损失。C2和C3烃的产品物流42中只含有每百万份乙烯中为231份甲烷(按摩尔体积计)，这在商业上是十分重要的。
循环溶剂物流57是97.00%(摩尔)的正戊烷。为了让乙烯的总回收率为99.8%，溶剂物流57中的戊烷与进口气进料流27的比率是0.44(按摩尔计)。对于本实施，物流59的溶剂流量与物流57是相同的，并且物流58中的溶剂流量为零。
实施例3用本实施例来说明选择完全流回收100%的氢。由于送到甲烷吸收塔30的所有塔顶物流31并且由于富溶剂物流38被分成送到脱甲烷吸收塔29的物流48和送到甲烷吸收塔的物流46，本完全流实施方案在物流40中回收了物流27中进料氢的94.65%，以及进入甲烷吸收塔30的物流31中氢的93.12%。在甲烷吸收塔中回收氢是较为低的，因为物流48将附加氢带入了脱甲烷吸收塔29。在物流40中氢的纯度为80.15%。
表格ⅡC滑流制氢物流 57温度 ℃ -50压力 kPa 3,261氢 kgmole/hr 0.00甲烷 kgmole/hr 0.00CO kgmole/hr 0.00乙烯 kgmole/hr 0.10乙烷 kgmole/hr 0.17M-乙炔 kgmole/hr 1.30丙二烯 kgmole/hr 3.49丙烯 kgmole/hr 71.67丙烷 kgmole/hr 2.181,3-丁二烯 kgmole/hr 0.02异丁烯 kgmole/hr 0.131-丁烯 kgmole/hr 0.27反2-丁烯 kgmole/hr 0.00正丁烷 kgmole/hr 0.01正戊烷 kgmole/hr 2,563.59总流量 kgmole/hr 2,642.93
表格ⅡA到ⅡC披露了物流38选择分流成物流46和物流48的分流率为3.5∶1.0。值得注意的是脱甲烷吸收塔29在塔顶为-33℃以及塔底为53℃时操作，处理5，696.89公斤摩尔/小时的进料，同时利用脱甲烷吸收塔29中的3，167.96公斤摩尔/小时的正戊烷回收物流27中97.4%的乙烯作为物流33的组分。在物流62中的正戊烷与物流57中的正戊烷的比率为3.5∶1.0。该分流率与富溶剂物流38分成物流48和46的分流率相同。
继续讨论本发明的特征是有关燃料气产品物流37，正如表格ⅢA至ⅢC所示的完全流实施例，自动制冷回收装置35只允许进料物流27中0.22%的乙烯通过物流37进入燃料气系统。
循环溶剂物流57是97.00%纯度的溶剂。以摩尔计，物流57中的溶剂是物流27中55.61%的进料物料，并且整个过程回收了大约99.7%的进料乙烯，进入物流42。
表格ⅢC完全流制氢物流 57 61 62温度 ℃ -43 -12 -40压力 kPa 3,160 2,381 2,353氢 kgmole/hr 0.00 50.47 3.51甲烷 kgmole/hr 0.00 1,567.84 684.82CO kgmole/hr 0.00 9.02 1.79乙烯 kgmole/hr 4.00 63.82 66.78乙烷 kgmole/hr 3.68 2.76 3.82M-乙炔 kgmole/hr 0.85 0.34 1.48丙二烯 kgmole/hr 2.66 1.12 4.36丙烯 kgmole/hr 84.45 40.05 121.20丙烷 kgmole/hr 1.97 0.88 3.041,3-丁二烯 kgmole/hr 0.01 0.00 0.02异丁烯 kgmole/hr 0.10 0.03 0.251-丁烯 kgmole/hr 0.17 0.04 0.41反2-丁烯 kgmole/hr 0.00 0.00 0.01正丁烷 kgmole/hr 0.02 0.00 0.05正戊烷 kgmole/hr 3,167.92 14.61 10,966.76摩尔流量 kgmole/hr 3,265.85 1,750.99 11,858.30
对于自动制冷回收装置35，不要求冷凝和脱甲烷其塔底物流39中乙烯以上烃类的外部制冷作用，因此，由于其设备明显地缩小，投资费用也就相当小。例如按摩尔计，进料到自动制冷回收装置35的流速是进料到实施例3所述的脱甲烷吸收塔29中的流速的48%，以及进料到实施例2所述的脱甲烷吸收塔29中的流速的31%。可是，不低于-55℃的制冷剂可用于自动制冷回收装置35中，如果这样做，将减少通过脱甲烷吸收装置29吸收乙烯以上烃所要求的溶剂总循环速率。
对于裂化气，通过使用涡轮膨胀机获得自动制冷作用，依次提供冷冻脱甲烷和回收1～25%的通过脱甲烷回收塔29的未被回收的乙烯。当FCC炼厂排出气被送到脱甲烷吸收塔29时，自动制冷回收装置35中的涡轮膨胀机可用减压阀来代替，得到焦耳-汤姆逊效应，同时也限制了冷冻温度不低于-110℃。这一限制确保了过程的安全，尤其在本系统内防止了氧化氮冷凝形成NOx。
大多数炼厂排出气都会有氮，但裂化气物流中一般不含氮。当进到脱甲烷吸收塔29的进料中含有氮时，物流40中的氢纯度就受进料中氮含量的限制，因为本发明的方法不能从氢中分离氮。
由于大多数炼厂排出气在炼油厂中被用作燃料，这些气体一般处于较低的压力，与燃料气系统中的压力一致。可以不必压缩FCC气体，取决于要求氢的回收率，烯烃的回收率以及要求氢的压力。因为，简单的、不需热泵式塔顶系统的脱乙烯塔或脱丙烷塔可以被采用。如果这些气体不含乙炔，塔顶物流可以直接流到脱甲烷吸收塔29。
权利要求
1.一种从烃气物流(27)中回收乙烯的方法，将物流(27)送入使用烃溶剂的脱甲烷吸收塔(29)，产生含有甲烷和少量乙烯的塔顶气物流(31)和富乙烯和较重质烃的塔底溶剂物流(33)，将所述的塔顶气物流(31)通过一种自动制冷回收装置(35)分离生成C2以上烃物流(39)，以及将所述的塔底富溶剂物流(33)通过溶剂再生塔(53)分离生成脱甲烷的乙烯及乙烯以上烃塔顶物流55和循环到该脱甲烷吸收塔(29)的贫溶剂物流(57)，本方法要求外部制冷的温度不低于-55℃，本方法包括A.从下列物质中选择该烃溶剂(1)具有4到10个碳原子的链烷烃，(2)具有4到10个碳原子的环烷烃，(3)芳香烃，其选自苯、甲苯、具有甲基、乙基或丙基脂肪族基团的C8-C10芳族化合物，其具体由下列子基团构成邻二甲苯、间二甲苯、对二甲苯、连三甲苯、1，2，4-三甲基苯，1，3，5-三甲基苯、枯烯、邻乙基甲苯、间乙基甲苯、对乙基甲苯、正丙基苯、异丙基苯、1，2-二氢化茚、杜烯、异杜烯、连四甲苯、粗二甲苯、甲苯烷基转移反应排出物、已萃取的C9石脑重整油、富集C9烷基苯的重整油的C9中间馏分、C7-C9烷基芳烃及其混合物，以及(4)该链烷烃、环烷烃、和/或芳烃的混合物，B.中间冷却和中间再沸该脱甲烷吸收塔(29)并且调节贫溶剂的循环速率，以吸收存在于该烃气物流(27)中75%到99%的乙烯，再进入富溶剂物流(33)；以及C.将自动制冷回收装置(35)中的脱甲烷塔用于(1)回收存在于该烃气物流(27)中1%至25%的乙烯作为该C2以上物流(39)中的成分，(2)生产该燃料气物流(37)，其含有低至0.1%的存在于烃气物流(27)中的乙烯，以及(3)附加地回收存在于进料中的过量溶剂，送到自动制冷回收装置(35)。
2.根据权利要求1的方法，其中将脱甲烷的乙烯及乙烯以上烃塔顶气物流(55)与C2以上烃物流(39)合并，生产一种富乙烯物流(42)，再将物流(42)送到脱乙烯塔(41)，得到丙烯及重质烃的塔底物流(45)和乙烯及乙烷的塔顶物流(43)。
3.根据权利要求2的方法，其中将乙烯和乙烷的塔顶物流(43)送到C2分割塔(47)，生产乙烷的塔底物流(51)和乙烯的塔顶物流(49)，其乙烯量至少是烃气物流(27)中氢的99%。
4.根据权利要求1的方法，其中该烃气物流(27)和来自脱甲烷吸收塔(29)的塔顶气物流(31)中含有附加的氢。
5.根据权利要求4的方法，其中当要求回收该烃气物流(27)中的氢高达50%时，该塔顶气物流(31)被有选择性地分成氢部分物流(34)和燃料部分物流(36)，将氢部分物流送到甲烷吸收塔(30)，而将燃料部分物流(36)送到自动制冷回收装置(35)。
6.根据权利要求5的方法，其中该甲烷吸收塔(30)生产一种塔顶氢物流(40)，其含有高达50%的烃气物流(27)中的氢，以及循环到脱甲烷吸收塔(29)的塔底富溶剂物流(38)。
7.根据权利要求6的方法，其中该溶剂再生塔(53)的塔底贫溶剂物流(57)被有选择性地分成甲烷部分物流(59)和乙烯部分物流(58)，乙烯部分物流(58)被送到脱甲烷吸收塔(29)，而甲烷部分物流(59)被送到甲烷吸收塔(30)。
8.根据权利要求4的方法，其中当要求回收20%-100%的烃气物流(27)中的氢时，将脱甲烷吸收塔(29)的塔顶气物流(31)送到甲烷吸收塔(30)，产生一种氢物流(40)，其含有20%到100%的烃气物流(27)中的氢，以及一种塔底富溶剂物流(38)。
9.根据权利要求8的方法，其中该甲烷吸收塔的塔底富溶剂物流(38)被有选择性地分成吸收塔部分物流(48)和萃取塔部分物流(46)，将该吸收塔部分物流(48)送到脱甲烷吸收塔(29)，而将萃取塔部分物流(46)送到甲烷萃取塔(60)。
10.根据权利要求9的方法，其中该甲烷萃取塔(60)产生循环到甲烷吸收塔(30)的塔底溶剂物流(62)以及送到自动制冷回收装置(35)的塔顶物流(61)。
11.根据权利要求5，7和9中的任何一种方法，其中选择分流形成一种调节整个工厂回收所要求氢百分数的装置，只是改变燃料气物流(37)的组分，而不影响合并的富乙烯物流(42)的产量和组成。
12.根据权利要求1的方法，其中将冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)，且含有氢、甲烷、乙烯、乙烷、乙炔以及C3和较重质烃特性的乙烯厂裂化气物流和/或炼厂排出气进行处理以生成烃气物流(27)。
13.根据权利要求12的方法，其中该冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)通过热泵式脱丙烷塔(13)处理，其中脱丙烯塔(13)与馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统(18)相连接，产生一种C3和轻质烃的塔顶物流，将之送到脱甲烷吸收塔(29)作为烃气物流(27)。
14.根据权利要求12的方法，其中该冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)通过热泵式脱乙烷塔(13)处理，其中该塔(13)与馏分头部选择催化乙炔加氢反应器系统(18)相连接，产生一种C2和轻质烃的塔顶物流，将该物流送到脱甲烷吸收塔(29)作为烃气物流(27)。
15.根据权利要求14的方法，其中将自动制冷回收装置(35)的C2以上烃物流(39)与溶剂再生塔(53)的塔顶物流(55)结合，生产一种合并的富乙烯物流(42)，将之送到C2分割塔(47)，生产一种乙烷的塔底物流(51)和乙烯的塔顶物流(49)，其乙烯的量至少是烃气物流(27)中的乙烯的99%。
16.根据权利要求12的方法，其中A.该冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(27)是裂化气物流;以及B.通过使用涡轮膨胀机获得自动制冷作用，依次提供冷冻脱甲烷和回收高达25%的存在于烃气物流(27)中的乙烯，作为C2以上烃物流(39)。
17.根据权利要求12的方法，其中A.该冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)是FCC炼厂排出气物流，它附加地含有氮;以及B.通过使用减压阀提供自动制冷作用，依次提供冷冻得到焦耳-汤姆逊效应，而限制该冷冻温度不低于-110℃，从而防止了氧化氮冷凝。
18.根据权利要求1的方法，其中将冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)，且含有氢甲烷、乙烯、乙烷以及C3和重质烃特性的炼厂排出气，其含有氮但基本上不含C2的炔烃，通过没有催化加氢的脱乙烷塔处理，得到C2及轻质烃的塔顶物流，将之送到脱甲烷吸收塔(29)作为烃气物流(27)。
19.根据权利要求1的方法，其中将冷却的、脱硫醇的以及压缩的烃气物流(11)，且含有氢、甲烷、乙烯、乙烷以及C3和重质烃特性的炼厂排出气，其含有氮但基本上不含C2炔烃，通过没有催化加氢的脱丙烷塔处理，得到C3及轻质烃的塔顶物流，将之送到脱甲烷吸收塔(29)作为烃气物流(27)。
20.根据权利要求18或19的方法，其中脱乙烷塔作为热泵式脱乙烷塔损伤，以及脱丙烷塔作为热泵式脱乙烷塔操作，以及脱丙烷塔作为热泵式脱丙烷塔操作。
21.根据权利要求1的方法，其中在自动制冷回收装置(35)中不需要外部制冷。
22.根据权利要求6的方法，其中溶剂作为单溶剂回路循环，该回路的循环速率取决于烃气物流(27)的C2+烃含量。
23.根据权利要求10的方法，其中溶剂作为两个溶剂回路循环，它们包括在甲烷吸收塔(30)、脱甲烷吸收塔(29)和溶剂再生塔(53)中循环的小溶剂回路，以及在甲烷萃取塔(60)和甲烷吸收塔(30)中循环的大溶剂回路，小溶剂循环回路的循环速率取决于烃气物流(27)的C2及重质烃的含量，而大溶剂循环回路的循环速率取决于将吸收塔顶气物流(31)中所含甲烷所需要的总溶剂循环速率减去由溶剂再生塔(53)产生的塔底贫溶剂物流(57)的流速，其中物流(31)由脱甲烷吸收塔(29)产生。
全文摘要
一种连续方法包括将含烯烃的进料气送入馏分头部热泵式脱乙烷塔或脱丙烷塔，除C
文档编号C10G70/04GK1075707SQ92112449
公开日1993年9月1日 申请日期1992年11月10日 优先权日1992年2月19日
发明者Y·R·梅拉, W·K·林, D·W·穆林斯 申请人:先进提取技术有限公司, 动力技术国际公司