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1、(10)申请公布号 CN 102840737 A (43)申请公布日 2012.12.26 C N 1 0 2 8 4 0 7 3 7 A *CN102840737A* (21)申请号 201210314496.0 (22)申请日 2012.08.30 F25J 3/02(2006.01) (71)申请人北京科瑞赛斯气体液化技术有限公 司 地址 100080 北京市海淀区上地十街1号院 2号楼14层1413室 (72)发明人徐小勤 张海军 (74)专利代理机构北京汇泽知识产权代理有限 公司 11228 代理人张秋越 (54) 发明名称 一种液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺 及其装置 (57)。
2、 摘要 本发明公开了一种液化石油气芳构化尾气的 气体分离工艺，包括如下步骤：1）脱硫：液化石油 气芳构化尾气进入精脱硫装置，脱硫后，气体通过 冷却器冷却；2）步骤1）冷却的气体经压缩机加压 后，通入混烃精馏塔，精馏后，混烃精馏塔底得到 含5个以上碳原子的烃排出，收集，其余成分从混 烃精馏塔的塔顶排出；3）步骤2）中从混烃精馏塔 的塔顶排出的气体经干燥装置干燥后，经第一换 热器冷却，然后进入液化气精馏塔，精馏后，液化 气精馏塔底得到液化气排出，收集，液化气精馏塔 的塔顶排出干气。本发明还公开一种液化石油气 芳构化尾气的气体分离装置。采用本发明的工艺 和装置，可以实现用较低的能耗和投资，获得更大 。
3、的产品提取率和纯度。 (51)Int.Cl. 权利要求书2页 说明书6页 附图2页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书 2 页 说明书 6 页 附图 2 页 1/2页 2 1.一种液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺，其特征在于，包括如下步骤： 1）脱硫：液化石油气芳构化尾气进入精脱硫装置，150以上温度下脱硫后，气体通过 冷却器冷却； 2）含5个以上碳原子的烃的分离：步骤1）冷却后的气体经压缩机加压至23 MPa后， 通入混烃精馏塔，混烃精馏塔的塔底再沸器温度为200以上，混烃精馏塔的塔顶冷凝器的 温度为3060，精馏后，混烃精馏塔底得到含5个以上碳原子的烃。
4、排出，收集，其余成分从 混烃精馏塔的塔顶排出； 3）液化气和干气的分离：步骤2）中从混烃精馏塔的塔顶排出的气体经干燥装置干燥 后，经第一换热器冷却至4060，然后进入液化气精馏塔，液化气精馏塔的塔底再沸 器温度为7090，液化气精馏塔的塔顶冷凝器的温度为5075，精馏后，液化气精 馏塔底得到液化气排出，收集，液化气精馏塔的塔顶排出干气。 2.根据权利要求1所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺，其特征在于，步骤 1）中所述液化石油气芳构化尾气经第二换热器加热后进入精脱硫装置，该第二换热器的热 交换介质为步骤2）中混烃精馏塔底排出的含5个以上碳原子的烃。 3.根据权利要求1所述的液化石油气芳构。
5、化尾气的气体分离工艺，其特征在于，步骤 1）中液化石油气芳构化尾气进入精脱硫装置，150以上温度下脱硫后，通入液化气精馏塔 的塔底再沸器为液化气精馏塔提供再沸热量，同时自身也得到冷却，然后再通过冷却器冷 却。 4.根据权利要求1所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺，其特征在于，步骤 3）中所述第一换热器为板翅式换热器，包括多股热流体通道和多股冷流体通道，干燥装置 干燥后的气体通过第一换热器的第一热流体通道降温至4060；该第一换热器的冷 量主要来自混合冷剂制冷循环：混合冷剂经冷剂压缩机压缩至1.2MPag5.0MPag，并冷却 后，通过第一换热器的第二热流体通道，温度降低变成液态，经节流阀。
6、节流减压，温度降低 至60120，同时成为气液两相；节流减压后的混合冷剂先进入液化气精馏塔的塔 顶冷凝器作为冷介质对液化气精馏塔塔顶出气进行制冷后，再返回该第一换热器的第一冷 流体通道复热，并为热流体提供冷量；混合冷剂出该第一换热器后成为低压气态流体，返回 冷剂压缩机入口，如此循环， 其中，所述混合冷剂为甲烷、乙烷或乙烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的两种以上组分 混合组成。 5.根据权利要求4所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺，其特征在于，步骤 3）中液化气精馏塔的塔顶排出的干气通过所述第一换热器的第二冷流体通道，与第一换热 器的多股热流体进行热交换，回收冷量，复温后排出；或者，复温至50。
7、0后进入膨胀机 的膨胀端膨胀制冷，然后再返回第一换热器的第三冷流体通道提供冷量，出所述换热器后， 进入膨胀机增压端增压后排出。 6.一种液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，包括： 液化石油气芳构化尾气供应装置； 精脱硫装置，其入口通过管线与所述液化石油气芳构化尾气供应装置连接； 压缩机，通过设有冷却器的管线与所述精脱硫装置的出口连接； 混烃精馏塔，其入口通过管线与所述压缩机连接，所述混烃精馏塔的塔顶设有塔顶冷 权 利 要 求 书CN 102840737 A 2/2页 3 凝器，塔底设有塔底再沸器； 干燥装置，其入口通过管线与所述混烃精馏塔的塔顶出口连接； 第一换热器，其包括多股热流。
8、体通道和多股冷流体通道，其中第一热流体通道入口通 过管线与所述干燥装置出口连接； 液化气精馏塔，其入口通过管线与所述第一换热器的第一热流体通道出口连接，所述 液化气精馏塔的塔顶设有塔顶冷凝器，塔底设有塔底再沸器。 7.根据权利要求6所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，还包 括：第二换热器，其包括气体通道和热交换介质通道，设于所述液化石油气芳构化尾气供应 装置与所述精脱硫装置入口之间的管线上，其中，第二换热器的气体通道入口通过管线与 所述液化石油气芳构化尾气供应装置连接，第二换热器的气体通道出口通过管线与所述精 脱硫装置的入口连接；第二换热器的热交换介质通道入口通过管线与所述混。
9、烃精馏塔的塔 底出口连接。 8.根据权利要求6所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，所述 精脱硫装置的出口、所述液化气精馏塔的塔底再沸器、所述冷却器和所述压缩机通过管线 依序连接。 9.根据权利要求6所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，还包 括冷剂压缩机，冷剂压缩机的出口、所述第一换热器的第二热流体通道、节流阀和液化气精 馏塔塔顶冷凝器的冷剂入口通过管线依序连通；液化气精馏塔塔顶冷凝器的冷剂出口、所 述第一换热器的第一冷流体通道和所述冷剂压缩机的入口通过管线依序连通。 10.根据权利要求9所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，所述 液化气精馏塔。
10、的塔顶出口通过管线与所述第一换热器的第二冷流体通道连通。 11.根据权利要求10所述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，其特征在于，还 包括膨胀机，所述液化气精馏塔的塔顶出口、所述第一换热器的第二冷流体通道、所述膨胀 机的膨胀端、所述第一换热器的第三冷流体通道和所述膨胀机的的增压端通过管线依序连 通。 权 利 要 求 书CN 102840737 A 1/6页 4 一种液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺及其装置 技术领域 0001 本发明属于气体分离工艺领域，具体涉及一种液化石油气芳构化尾气的气体分离 工艺及其装置。 背景技术 0002 芳烃中的苯、甲苯和二甲苯（BTX）广泛用于合成纤维、树脂。
11、、橡胶以及各种精细化 学品。根据World PetrochemicalsSRI Consulting 统计，在2005 2010年间，全球 苯、甲苯和二甲苯的平均需求增长率分别达到4.4%、34%和5.4%，而同期中国对苯、甲苯和 二甲苯的需求增长率高达16%、8.2%和19.1%。近年来，由于芳烃下游产品发展迅速，国内外 市场对于芳烃的需求持续增长，我国已经是三苯的净进口国。BTX主要来源于铂重整工艺和 蒸汽裂解制乙烯工艺。铂重整工艺采用贵金属Pt系催化剂，以石脑油（直馏汽油）为原料， 通过脱氢等反应过程生产芳烃。蒸汽裂解制乙烯工艺中副产的裂解汽油经过加氢后可用于 抽提芳烃。由于我国高芳烃的。
12、石脑油资源少，因此在我国用铂重整工艺提供BTX受到很大 限制。因此，在我国积极开拓芳烃的增产新途径对于支撑国民经济持续发展具有重大意义。 以来源丰富的液化石油气为原料，通过芳构化生产用途广泛且附加值较高的化工原料三 苯，可以满足国内市场的需求，创造明显的经济效益。 0003 芳构化尾气的主要成分有氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丁烷、丁烯、戊烷、戊烷以 上烷烃、苯、甲烷等。从芳构化尾气中回收C5+（含5个以上碳原子的烃）、LPG（液化气）产 品（碳三、碳四组分）和干气（碳二以下组分，包括氢气、甲烷及碳二组分）可实现资源的充分 利用，减少对环境的污染，同时创造可观的经济效益。目前，现有技术的芳构化。
13、尾气的气体 分离工艺，并不成熟，存在分离效率低、能源利用率低、设备复杂、成本高等缺点，因此亟待 开发一种新的芳构化尾气的气体分离工艺，以对各气体充分回收利用。 发明内容 0004 为了解决上述技术问题，本发明提供了一种液化石油气芳构化尾气的气体分离工 艺，包括如下步骤： 1）脱硫：液化石油气芳构化尾气进入精脱硫装置，150以上温度下脱硫后，气体通过 冷却器冷却（至3050）； 2）含5个以上碳原子的烃的分离：步骤1）冷却后的气体经压缩机加压至23 MPa后， 通入混烃精馏塔，混烃精馏塔的塔底再沸器温度为200以上，混烃精馏塔的塔顶冷凝器的 温度为3060，精馏后，混烃精馏塔底得到含5个以上碳原。
14、子的烃排出，收集，其余成分从 混烃精馏塔的塔顶排出； 3）液化气和干气的分离：步骤2）中从混烃精馏塔的塔顶排出的气体经干燥装置干燥 后，经第一换热器冷却至4060，然后进入液化气精馏塔，液化气精馏塔的塔底再沸 器温度为7090，液化气精馏塔的塔顶冷凝器的温度为5075，精馏后，液化气精 馏塔底得到液化气排出，收集，液化气精馏塔的塔顶排出干气。 说 明 书CN 102840737 A 2/6页 5 0005 优选地，步骤1）中上述液化石油气芳构化尾气经第二换热器加热后进入精脱硫装 置，该第二换热器的热交换介质为步骤2）中混烃精馏塔底排出的含5个以上碳原子的烃。 0006 优选地，步骤1）中液化石。
15、油气芳构化尾气进入精脱硫装置，150以上温度下脱硫 后，通入液化气精馏塔的塔底再沸器为液化气精馏塔提供再沸热量，同时自身也得到冷却， 然后再通过冷却器冷却。 0007 优选地，步骤3）中上述第一换热器为板翅式换热器，包括多股热流体通道和多股 冷流体通道，干燥装置干燥后的气体通过第一换热器的第一热流体通道降温至40 60；该第一换热器的冷量主要来自混合冷剂制冷循环：混合冷剂经冷剂压缩机压缩至 1.2MPag5.0MPag，并冷却后（至常温），过第一换热器的第二热流体通道，温度降低变成液 态，经节流阀节流减压，温度降低至60120，同时成为气液两相；节流减压后的混 合冷剂先进入液化气精馏塔的塔顶冷。
16、凝器作为冷介质对液化气精馏塔塔顶出气进行制冷 后，再返回该第一换热器的第一冷流体通道复热，并为热流体提供冷量；混合冷剂出该第一 换热器后成为低压气态流体，返回冷剂压缩机入口，如此循环， 其中，上述混合冷剂为甲烷、乙烷或乙烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的两种以上组分 混合组成。 0008 优选地，步骤3）中液化气精馏塔的塔顶排出的干气通过上述第一换热器的第二冷 流体通道，与第一换热器的多股热流体进行热交换，回收冷量，复温至常温（至3050）后 排出；或者，复温至500后进入膨胀机的膨胀端膨胀制冷，然后再返回上述第一换热 器的第三冷流体通道提供冷量，出上述换热器后，进入膨胀机增压端增压后排出。 00。
17、09 本发明还提供一种液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，包括： 液化石油气芳构化尾气供应装置； 精脱硫装置，其入口通过管线与上述液化石油气芳构化尾气供应装置连接； 压缩机，通过设有冷却器的管线与上述精脱硫装置的出口连接； 混烃精馏塔，其入口通过管线与上述压缩机连接，上述混烃精馏塔的塔顶设有塔顶冷 凝器，塔底设有塔底再沸器； 干燥装置，其入口通过管线与上述混烃精馏塔的塔顶出口连接； 第一换热器，其包括多股热流体通道和多股冷流体通道，其中第一热流体通道入口通 过管线与上述干燥装置出口连接； 液化气精馏塔，其入口通过管线与上述第一换热器的第一热流体通道出口连接，上述 液化气精馏塔的塔顶设有塔顶冷凝。
18、器，塔底设有塔底再沸器。 0010 优选地，上述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置还包括：第二换热器，其 包括气体通道和热交换介质通道，设于上述液化石油气芳构化尾气供应装置与上述精脱硫 装置入口之间的管线上，其中，第二换热器的气体通道入口通过管线与上述液化石油气芳 构化尾气供应装置连接，第二换热器的气体通道出口通过管线与上述精脱硫装置的入口连 接；第二换热器的热交换介质通道入口通过管线与上述混烃精馏塔的塔底出口连接。 0011 优选地，上述精脱硫装置的出口、上述液化气精馏塔的塔底再沸器、上述冷却器和 上述压缩机通过管线依序连接。 0012 优选地，上述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置还包。
19、括冷剂压缩机，冷剂 压缩机的出口、上述第一换热器的第二热流体通道、节流阀和液化气精馏塔塔顶冷凝器的 说 明 书CN 102840737 A 3/6页 6 冷剂入口通过管线依序连通；液化气精馏塔塔顶冷凝器的冷剂出口、上述第一换热器的第 一冷流体通道和冷剂压缩机的入口通过管线依序连通。 0013 优选地，上述液化气精馏塔的塔顶出口通过管线与上述第一换热器的第二冷流体 通道连通。 0014 优选地，上述的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，还包括膨胀机，上述液化 气精馏塔的塔顶出口、上述第一换热器的第二冷流体通道、上述膨胀机的膨胀端、上述第一 换热器的第三冷流体通道和上述膨胀机的的增压端通过管线依序。
20、连通。 0015 采用本发明的工艺和装置，可以实现用较低的能耗和投资，获得更大的产品提取 率和纯度。产品质量标准可达到： 1）干气产品中碳三以上组分小于0.2%（质量分数）； 2）液化气（碳三、碳四组分）LPG产品中碳二以下组分小于0.1%（质量分数），碳五以上 组分小于0.3%（质量分数）； 3）C5+产品中碳四以下组分小于0.2%（质量分数）。 附图说 明 0016 图1是本发明实施例1的装置示意图。 0017 图2是本发明实施例2的装置示意图。 0018 1、液化石油气芳构化尾气供应装置；2、第二换热器；3、精脱硫装置；4、冷却器；5、 压缩机；6、混烃精馏塔；601塔顶冷凝器；602、。
21、塔底再沸器；7、干燥装置；8、第一换热器；9、 冷剂压缩机；10节流阀；11、液化气精馏塔；1101、塔顶冷凝器； 1102、塔底再沸器；12、膨 胀机；1201、膨胀端；1202、增压端。 具体实施方式 0019 下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明，以使本领域的技术人员可以 更好的理解本发明并能予以实施，但所举实施例不作为对本发明的限定。 0020 如图1所示，本发明的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置，包括： 液化石油气芳构化尾气供应装置1； 精脱硫装置3，其入口通过管线与液化石油气芳构化尾气供应装置1连接； 压缩机5，通过设有冷却器4的管线与精脱硫装置3的出口连接； 混烃精馏塔。
22、6，其入口通过管线与压缩机5连接，混烃精馏塔6的塔顶设有塔顶冷凝器 601，塔底设有塔底再沸器602； 干燥装置7，其入口通过管线与混烃精馏塔6的塔顶出口连接； 第一换热器8（优选为板翅式换热器），其包括多股热流体通道和多股冷流体通道，其中 第一热流体通道通过管线与干燥装置7出口连通； 液化气精馏塔11，其入口通过管线与第一换热器8的第一热流体通道出口连接，液化 气精馏塔11的塔顶设有塔顶冷凝器1101，塔底设有塔底再沸器1102。 0021 为使混烃精馏塔6塔底得到的C5+产品（分子式含5个以上碳原子的烃）的热量得 到充分利用，本发明的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置还包括第二换热器2。该。
23、第二 换热器2包括气体通道和热交换介质通道（当第二换热器2为板壳式换热器时，二通道分别 说 明 书CN 102840737 A 4/6页 7 指壳程和板程；当第二换热器2为管壳式换热器时，二通道分别指壳程和管程）。该第二换 热器2设于液化石油气芳构化尾气供应装置1与精脱硫装置2之间的管线上，即，第二换热 器2的气体通道入口通过管线与液化石油气芳构化尾气供应装置1连接，第二换热器2的 气体通道出口通过管线与精脱硫装置3的入口连接；第二换热器2的热交换介质通道入口 通过管线与混烃精馏塔6的塔底出口连接。 0022 为使精脱硫装置3出口气体的热量得到充分利用，精脱硫装置3的出口、液化气精 馏塔的塔底。
24、再沸器1102、冷却器4和压缩机5通过管线依序连接，使得精脱硫装置3出口的 气体通过液化气精馏塔11的塔底再沸器1102，给塔底再沸器1102提供热量后，再通过冷却 器4，然后进入压缩机5。 0023 本发明的液化石油气芳构化尾气的气体分离装置中，第一换热器8的冷源装置为 循环制冷。本发明的气体分离装置还包括冷剂压缩机9，冷剂压缩机9的出口、第一换热器 8的第二热流体通道、节流阀10和液化气精馏塔11塔顶冷凝器1101的冷剂入口通过管线 依序连通；液化气精馏塔11塔顶冷凝器1101的冷剂出口、第一换热器8的第一冷流体通道 和冷剂压缩机9的入口通过管线依序连通。 0024 为给从液化气精馏塔11。
25、塔顶出来的干气复温，液化气精馏塔11的塔顶出口通过 管线与第一换热器8的第二冷流体通道连通。 0025 复温后的干气可用于干燥装置7的再生，液化气精馏塔11的塔顶出口、第一换热 器8的第二冷流体通道和干燥装置7的再生气入口通过管线依序连通（图中未示出）。 0026 如图2所示，在本发明的另一实施例中，液化石油气芳构化尾气的气体分离装置 还包括膨胀机12，液化气精馏塔11的塔顶出口、第一换热器8的第二冷流体通道、膨胀机 12的膨胀端1201、第一换热器8的第三冷流体通道和膨胀机的增压端1202通过管线依序 连通。复温后的干气可用于干燥装置的再生，因此优选地，液化气精馏塔的塔顶出口、第一 换热器的。
26、第二冷流体通道、膨胀机的膨胀端、第一换热器的第三冷流体通道、膨胀机的的增 压端和干燥装置的再生气入口通过管线依序连通（图中未示出）。 0027 结合图1，本发明的液化石油气芳构化尾气的气体分离工艺，包括如下步骤： 1）脱硫：液化石油气芳构化尾气进入精脱硫装置3，150以上温度下脱硫后，气体通 过冷却器4冷却至3050； 2）含5个以上碳原子的烃的分离：步骤1）冷却后气体经压缩机5加压至23MPa后，通 入混烃精馏塔6，所述混烃精馏塔6的塔底再沸器602温度为200以上，混烃精馏塔6的 塔顶冷凝器601的温度为3060，精馏后，混烃精馏塔底6得到含5个以上碳原子的烃排 出，收集，其余成分从混烃精。
27、馏塔6的塔顶排出； 3）液化气和干气的分离：步骤2）中从混烃精馏塔6的塔顶排出的气体经干燥装置7干 燥后，经第一换热器8冷却至4060，然后进入液化气精馏塔11，液化气精馏塔11 的塔底再沸器1102温度设为7090，液化气精馏塔11的塔顶冷凝器1101的温度设为 5075，精馏后，液化气精馏塔底得到液化气排出，收集，液化气精馏塔11的塔顶排出 干气。 0028 步骤1）中所述液化石油气芳构化尾气经第二换热器2加热后进入精脱硫装置3， 由于混烃精馏塔6塔底排出的含5个以上碳原子的烃的温度很高，为充分利用其热量，第二 换热器2的热交换介质为步骤2）中混烃精馏塔6塔底排出的含5个以上碳原子的烃。 。
28、说 明 书CN 102840737 A 5/6页 8 0029 为充分利用精脱硫装置3出口气体的热量，步骤1）中液化石油气芳构化尾气进入 精脱硫装置3，150以上温度下脱硫后，通入液化气精馏塔11的塔底再沸器1102，为液化 气精馏塔11提供再沸热量，同时自身也得到冷却，然后再通过冷却器4冷却。 0030 步骤3）中所述第一换热器8（可为板翅式换热器），包括多股热流体通道和多股冷 流体通道，干燥装置7干燥后的气体通过第一换热器8的第一热流体通道降温至40 60，该第一换热器8的冷量主要来自混合冷剂制冷循环：混合冷剂经冷剂压缩机9压缩 至1.2MPag5.0MPag，并通过冷剂压缩机9本身的冷却。
29、器冷却至常温后，通过第一换热器 8的第二热流体通道，温度降低变成液态，经节流阀10节流减压，温度降低至60 120，同时成为气液两相；节流减压后的混合冷剂先进入液化气精馏塔11的塔顶冷凝器 1101作为冷介质对液化气精馏塔11塔顶出气进行制冷后，再返回该第一换热器8的第一冷 流体通道复热，并为热流体（即，通过热流体通道的流体）提供冷量；混合冷剂出该第一换热 器后成为低压气态流体，返回冷剂压缩机9入口，如此循环， 其中，所述混合冷剂为甲烷、乙烷或乙烯、丙烷或丙烯、丁烷和戊烷中的两种以上组分 混合组成。 0031 步骤3）中液化气精馏塔11的塔顶排出的干气通过所述第一换热器8的第二冷 流体通道，与。
30、第一换热器8的多股热流体通道中的热流体进行热交换，回收冷量，复温至室 温。 0032 复温至室温的干气可通入干燥装置7，以脱除干燥装置中吸附的水分等，对干燥装 置7进行再生后，再排出，收集干气。 0033 作为另一技术方案，步骤3）中液化气精馏塔11的塔顶排出的干气通过所述第一 换热器8的第二冷流体通道，与第一换热器8的多股热流体进行热交换，回收冷量，复温 至500，复温至500的干气进入膨胀机12的膨胀端1201膨胀制冷，然后再返回 第一换热器的第三冷流体通道提供冷量，出第一换热器后，进入膨胀机增压端1202增压。 增压后的干气通入干燥装置7，以脱除干燥装置中吸附的水分等，对干燥装置7进行再。
31、生 后，排出，收集干气。 0034 为进一步对本发明进行说明，以下列举两个优选实施例以对本发明进行说明。 0035 实施例1 如图1所示，液化石油气芳构化尾气进入界区后先通过第一换热器2与混烃精馏塔6 塔底再沸器601出来C5+产品（含5个以上碳原子的烃）换热，温度升高后进入精脱硫装置 3，精脱硫装置的温度设为150以上，脱硫的气体后通过液化气（LPG）精馏塔11的塔底再 沸器1101与其换热后，通过冷却器4（水冷器或风冷器）冷却后进入压缩机5，经压缩加压 至23MPa后进入混烃精馏塔6，混烃精馏塔6塔底再沸器602温度设为200以上，塔顶冷 凝器601温度设为3060，精馏后，混烃精馏塔6塔。
32、底得到C5+产品，经与液化石油气芳构 化尾气换热后送至界外。混烃精馏塔6塔顶排出的气体以碳4以下组分和氢气为主，经干 燥装置7后进入第二换热器8（板翅式换热器）的第一热流体通道，冷却到45时进入液 化气精馏塔11。液化气精馏塔11塔底再沸器1102温度设为7090，塔顶冷凝器1101温 度设为5075，精馏后塔底得到液化气。液化气精馏塔11塔顶得到以碳1、碳2和 氢气为主的干气，塔顶出口气体温度约65，经第一换热器8回收冷量后，复温到38输 出作为干燥工序的再生气，最后出界区成为干气产品。 说 明 书CN 102840737 A 6/6页 9 0036 本实施例中混合冷剂制冷循环由冷剂压缩机9。
33、、第一换热器8、节流阀10等组成， 混合冷剂由甲烷、乙烷（或乙烯）、丙烷（或丙烯）、丁烷、戊烷中的两种以上组分混合组成。 0037 循环过程如下：混合冷剂经压缩机9压缩至1.2MPag5.0MPag，并冷却至室温后 （水冷或风冷），通过第一换热器8的第二热流体通道，温度降低变成液态，经节流阀10节流 减压，温度降低至60120，同时成为气液两相；节流减压后的混合冷剂先进入液 化气精馏塔11的塔顶冷凝器1101作为冷介质对液化气精馏塔11塔顶出气进行制冷后，再 返回该第一换热器8的第一冷流体通道复热，并为热流体（即，通过热流体通道的流体）提供 冷量；混合冷剂出该第一换热器后成为低压气态流体，返回。
34、冷剂压缩机9入口，如此循环， 经测定，依本实施例所述的方法分离得到的气体，质量如下： 1）干气（碳二以下组分，包括氢气、甲烷及碳二组分）产品中碳三以上组分（含碳原子 数为3以上的烃）小于0.2%（质量分数）； 2）液化气（碳三、碳四组分，即含碳原子数为3和4的烃）LPG产品中碳二以下组分小于 0.1%（质量分数），碳五以上组分小于0.3%（质量分数）； 3）C5+产品（含5个以上碳原子的烃）中碳四以下组分小于0.2%（质量分数）。 0038 实施例2 如图2所示，实施例2与实施例1的不同之处在于： 液化气精馏11塔顶得到的干气经第一换热器8换热后，温度由65升至500 后不直接出系统，而是进入膨胀机12膨胀到1.4MPa，温度41后，再返回第一换热器提 供冷量，升温至38后出第一换热器8后，进入膨胀机12增压端增压，然后去干燥脱水工序 作再生气，最后出界区成为干气产品。 0039 以上所述实施例仅是为充分说明本发明而所举的较佳的实施例，本发明的保护范 围不限于此。本技术领域的技术人员在本发明基础上所作的等同替代或变换，均在本发明 的保护范围之内。本发明的保护范围以权利要求书为准。 说 明 书CN 102840737 A 1/2页 10 图 1 说 明 书 附 图CN 102840737 A 10 2/2页 11 图 2 说 明 书 附 图CN 102840737 A 11 。