烯烃分离系统及烯烃分离方法.pdf

本发明提供了一种烯烃分离系统和烯烃分离方法。该烯烃分离系统包括脱甲烷单元，脱甲烷单元包括初脱甲烷塔、膜分离组件、变压吸附系统和次脱甲烷塔，初脱甲烷塔的塔顶出口与膜分离组件的进口之间设置有第一气相物流管线；且变压吸附系统的连接方式采用如下之一：连接方式一：膜分离组件的富烃气流出口与变压吸附系统的进口相连通，变压吸附系统的富烃气流出口与次脱甲烷塔的进口之间设置有富烃气流管线；或连接方式二：膜分离组件的富氢气流出口与变压吸附系统的进口相连通，膜分离组件的富烃气流出口以及变压吸附系统的富烃气流出口与次脱甲烷塔的进口之间设置有富烃气流管线。该烯烃分离系统增大了次脱甲烷塔中CH4/H2的比值，减少了能耗。

权利要求书一种烯烃分离系统，所述烯烃分离系统包括脱甲烷单元，其特征在于，所述脱甲烷单元包括初脱甲烷塔（11）、膜分离组件（121）、变压吸附系统（122）和次脱甲烷塔（17），
所述初脱甲烷塔（11）的塔顶出口与所述膜分离组件（121）的进口之间设置有第一气相物流管线；且
所述变压吸附系统（122）的连接方式采用如下之一：
连接方式一：所述膜分离组件（121）的富烃气流出口与所述变压吸附系统（122）的进口相连通，所述变压吸附系统（122）的富烃气流出口与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间设置有富烃气流管线；或
连接方式二：所述膜分离组件（121）的富氢气流出口与所述变压吸附系统（122）的进口相连通，所述膜分离组件（121）的富烃气流出口以及所述变压吸附系统（122）的富烃气流出口与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间设置有富烃气流管线。
根据权利要求1所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述脱甲烷单元还包括第一压缩机（131）、第一冷箱（141）、第一换热器（151）、第二换热器（152）、第一冷剂激冷器（161）和膨胀机（18），
所述次脱甲烷塔（17）的塔顶出口与所述膨胀机（18）的进口之间具有第二气相物流管线；
所述第一压缩机（131）设置在所述富烃气流管线上；
所述第一冷箱（141）具有：
第一气相物流第一冷箱内流路，串接在所述第一气相物流管线中；
富烃气流第一冷箱内流路，串接在所述第一压缩机（131）与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间的富烃气流管线中；
所述第一换热器（151）具有：
富烃气流第一换热器内流路，串接在所述富烃气流第一冷箱内流路与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间的所述富烃气流管线中；
第二液相物流第一换热器内流路，与所述次脱甲烷塔（17）的塔底出口相连通；所述第二换热器（152）具有：
富烃气流第二换热器内流路，串接在富烃气流第一换热器内流路与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间的所述富烃气流管线中；
第二气相物流第二换热器内流路，与所述膨胀机（18）的出口相连通；
所述第一冷剂激冷器（161）设置在所述富烃气流第二换热器内流路与所述次脱甲烷塔（17）的进口之间。
根据权利要求2所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述脱甲烷单元还包括：
第一再沸器（191），与所述初脱甲烷塔（11）的第一塔底出口相连通并与所述初脱甲烷塔（11）的塔釜相连形成第一循环管线；
第二再沸器（192），与所述初脱甲烷塔（11）的第二塔底出口相连通并与所述初脱甲烷塔（11）的塔釜相连形成第二循环管线。
根据权利要求3所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述烯烃分离系统还包括乙烯精馏单元，所述乙烯精馏单元包括：
加氢脱炔反应器（21），具有：
氢气气流进口，当所述变压吸附系统（122）采用连接方式一时，所述氢气气流进口与所述变压吸附系统（122）的富氢气流出口以及所述膜分离组件（121）的富氢气流出口之间具有富氢气流管线，当所述变压吸附系统（122）采用连接方式二时，所述氢气气流进口与所述变压吸附系统（122）的高纯氢气流出口之间具有高纯氢气流管线，且所述高纯氢气流管线上设置有流量调节阀；
烃类物料进口，与所述次脱甲烷塔（17）的塔底出口之间具有第二液相物流管线；
乙烯产物出口；
乙烯精馏塔（22），与所述乙烯产物出口相连通。
根据权利要求4所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述烯烃分离系统还包括脱乙烷单元和丙烯精馏单元，
所述脱乙烷单元包括脱乙烷塔（31），所述脱乙烷塔（31）具有：
第一液相物流进口，与所述初脱甲烷塔（11）的第三塔底出口之间具有第一液相物流管线；
脱乙烷塔塔顶物流出口，与所述加氢脱炔反应器（21）的烃类物料进口之间具有烃类脱炔物料输送管线；
所述丙烯精馏单元包括：
丙烯精馏塔（41），具有：
第三液相物流进口，与所述脱乙烷塔（31）的塔底出口之间具有第三液相物流管线；
塔顶丙烯出口；
塔顶回流罐（42），与所述丙烯精馏塔（41）的塔顶丙烯出口相连通并与所述丙烯精馏塔（41）构成第三循环管线，所述第一再沸器（191）或第二再沸器（192）具有与所述第三循环管线相连通的丙烯进口和丙烯出口。
根据权利要求5所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述丙烯精馏塔（41）与所述塔顶回流罐（42）之间的所述第三循环管线上还设置有控制阀（43），所述控制阀（43）与所述第一再沸器（191）或第二再沸器（192）并联设置。
根据权利要求5所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述烯烃分离系统还包括第二冷箱（142），
所述第二冷箱（142）具有第二气相液流第二冷箱内流路，所述第二气相液流第二冷箱内流路与所述第二换热器（152）的第二气相物流第二换热器内流路相连通；
所述丙烯精馏塔（41）与所述第二冷箱（142）之间具有两条第四液相物流管线，
其中的一条第四液相物流管线穿过所述第二冷箱（142）后与燃气管网相连通；
另一条第四液相物流管线穿过所述第二冷箱（142）后延伸至与所述初脱甲烷塔（11）相连通，所述烯烃分离系统还包括第二冷剂激冷器（162），所述第二冷剂激冷器（162）设置在所述第二冷箱（142）与所述初脱甲烷塔（11）之间的第四液相物流管线上。
根据权利要求7所述的烯烃分离系统，其特征在于，所述烯烃分离系统还包括：
脱丙烷单元，包括：
脱丙烷塔（51），所述脱丙烷塔（51）的塔顶出口与所述初脱甲烷塔（11）之间设置有初脱气相物流管线；
干燥器（52），与所述脱丙烷塔（51）的进口相连通向所述脱丙烷塔（51）输送待分离原料气；
第二压缩机（132），设置在所述脱丙烷塔（51）与所述初脱甲烷塔（11）之间的所述初脱气相物流管线上；
第三冷剂激冷器（163），设置在所述第二压缩机（132）与所述初脱甲烷塔（11）之间的所述初脱气相物流管线上，所述第一冷箱（141）具有与所述第二压缩机（132）与所述第三冷剂激冷器（163）之间的所述初脱气相物流管线相连通的初脱气相物流进口和初脱气相物流出口；
脱丁烷单元，包括：
脱丁烷塔（61），与所述脱丙烷塔（51）之间设置有初脱液相物流管线；
塔顶冷凝器（62），具有与所述脱丁烷塔（61）的塔顶出口相连通的进口以及供冷凝后产物流出的出口。
一种烯烃分离方法，其特征在于，所述烯烃分离方法包括分离主要成分为氢气、碳三烃类以及碳三以下烃类的混合气的过程，所述过程包括：
初脱甲烷过程：使所述混合气在所述初脱甲烷过程中进行非清晰切割得到相互分离的第一气相物流和第一液相物流，所述第一气相物流包括氢气、甲烷和碳二烃类，所述第一液相物流包括碳二烃类和碳三烃类；
膜分离过程：使所述第一气相物流进行膜分离得到相互分离的第一富烃气流和第一富氢气流；
变压吸附过程，采用以下方式：
方式一：使所述第一富烃气流进行变压吸附得到相互分离的第二富烃气流和第二富氢气流；
方式二：使所述第一富氢气流进行变压吸附得到高纯氢气流和第三富烃气流；
次脱甲烷过程：使所述方式一中的第一富烃气流或所述方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流在所述次脱甲烷中进行清晰切割得到相互分离的第二气相物流和第二液相物流。
根据权利要求9所述的烯烃分离方法，其特征在于，
所述初脱甲烷过程得到的所述第一气相物流中含有体积百分比为15~90%的所述碳二烃类；
所述膜分离过程得到的所述第一富氢气流中氢气的体积百分比为75~95%，所述富氢气流中氢气的体积占所述第一气相物流中氢气总体积的45～65%，
当所述变压吸附过程采用方式一时，所述变压吸附过程得到的所述第二富氢气流中氢气的体积百分比为85～99.99%；
所述次脱甲烷过程得到的所述第二气相物流中乙烯的体积含量≤2%。
根据权利要求9所述的烯烃分离方法，其特征在于，所述过程还包括：
使所述混合气依次经过与由所述非清晰切割得到的第一气相物流进行换热、与冷剂进行换热后进行初脱甲烷过程；
使所述方式一中的第一富烃气流或所述方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流依次经过压缩处理、与由所述初脱甲烷过程分离出的第一气相物流进行换热、与由所述次脱甲烷分离出的第二液相物流进行换热、与由所述次脱甲烷分离出的第二气相物流进行换热后进行所述次脱甲烷过程；
使由所述次脱甲烷分离出的第二气相物流与所述第二富烃气体进行换热之前进行膨胀降温；
使部分所述第一液相物流由所述初脱甲烷过程分离后经再加热沸腾重复进行所述初脱甲烷过程。
根据权利要求9所述的烯烃分离方法，其特征在于，所述烯烃分离方法还包括：
使待分离原料气进行脱丙烷处理后压缩以形成所述混合气；
使部分所述第一液相物流进行脱乙烷处理得到脱乙烷塔塔顶物流和第三液相物流；
当所述变压吸附过程采用方式一时，使所述脱乙烷塔塔顶物流与所述第一富氢气流和/或第二富氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得脱炔后的含乙烯混合物，当所述变压吸附过程采用方式二时，使所述脱乙烷塔塔顶物流与所述高纯氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得脱炔后的含乙烯混合物；
将所述含乙烯混合物精馏得到乙烯产品；
将所述第三液相物流精馏得到第四气相物流和第四液相相物流，使所述第四气相物流与部分所述第一液相物流换热后经进一步除杂质处理形成丙烯产品；
使所述第四液相物流与所述第二气相物流进行换热后，将一部分换热后的所述第四液相物流与冷剂进一步进行换热后用于吸收所述初脱甲烷过程中欲形成所述第一气相物流的气相物质中的乙烯，将另一部分换热后的所述第四液相物流作为燃气输送。

说明书烯烃分离系统及烯烃分离方法
技术领域
本发明涉及气体分离领域，具体而言，涉及一种烯烃分离系统及烯烃分离方法。
背景技术
石油裂解气、炼厂干气和甲醇制烯烃产品气中除含有乙烯、丙烯外，还含有大量其他成份，如氢气、甲烷、乙炔、丙烷和氮气等，由于乙烯、丙烯是重要的化工原料，因此可以采用以上石油裂解气、炼厂干气和甲醇制烯烃产品气为原料分离其中的乙烯和丙烯，目前，深冷分离方法最为成熟，采用最多。
典型的常规深冷分离方法存在不少缺点，比如通常要求对原料气进行4至5级压缩，需要大量的低温冷却介质，如甲烷—氢分离需要‑100℃以下的冷冻系统进行冷却，因此，常规深冷分离方法的能耗较高，对设备的要求也高，要想实现理想的分离效果不得不加大投资。在深冷分离过程中，氢气和甲烷分离是整个分离系统中能耗和费用消耗最多的一块，而且工艺复杂。因为，原料气中CH4/H2分子比值对尾气中乙烯损失影响很大，这是因为脱甲烷塔项由于H2和其它惰性气体的存在降低了CH4分压，只有提高压力或降低温度才满足塔顶对露点的要求，提高压力和降低温度在分离出CH4的同时，部分乙烯也会与CH4一同被分离出来，造成乙烯的损失，上述影响是由相平衡决定的，并不取决于塔板数和回流比的多少，因此在温度与压力条件一定时，原料气中CH4/H2分子比值愈小，尾气中乙烯损失就愈大，反之则小，能耗也越低。因此，如何将氢气尽可能多的从裂解气或烯烃混合气中分离出来，以降低氢气甲烷分离的能耗引起人们的广泛关注。
现有鲁姆斯技术为深冷烯烃分离中比较先进的技术之一，如图1所示的鲁姆斯烯烃深冷分离系统的结构示意图：原料气经干燥器52’干燥后进入脱丙烷塔51’，脱丙烷塔51’的塔顶气相经脱丙烷单元的塔顶冷凝器54’部分冷凝后进行气液分离，冷凝下来的液体作为脱丙烷系统的回流，其余含有碳三烃类及碳三以下烃类组分的气相进入压缩机53’升压后，依次经第二再沸器192’、第一冷剂激冷器161’和第二冷剂激冷器162’一系列换热冷却过程后进入脱甲烷塔11’；脱丙烷塔51’塔底产物为碳四及碳四以上组分被送到脱丁烷塔61’。脱甲烷单元的塔顶冷凝器利用丙烯（或乙烯）作冷剂，部分冷凝的塔顶物流进入回流罐后（图1中未示出脱甲烷单元的塔顶冷凝器和回流罐），回流罐分离出来的液相作为脱甲烷塔11’的回流，气相（以氢气和甲烷为主，称为氢气甲烷气流）经过冷箱142’换热后，送到装置外的燃气管网。脱甲烷塔11’塔底含有碳二烃类和碳三烃类组成的物流进入脱乙烷塔31’，脱乙烷塔31’的塔顶物流首先经过加氢脱炔反应器21’将物流中的炔类（主要是乙炔）转化成乙烯和乙烷然后进入乙烯精馏塔22’，乙烯精馏塔22’的塔顶气相作为乙烯产品送入装置罐区，乙烯精馏塔22’的塔底乙烷经换热器加热汽化后送入燃料气系统作为燃料使用或回收利用处理。脱乙烷塔31’的塔底物流进入丙烯精馏单元，丙烯精馏塔41’的塔顶丙烯产品经塔顶水冷器43’冷凝后部分经塔顶回流罐42’将部分液相物质回流，再经过产品保护床（图1中未示出）除去甲醇、氧化物及其它杂质后作为丙烯产品送入装置丙烯罐区，部分回流丙烯精馏塔41’。丙烯精馏塔41’塔底的丙烷物流经冷箱142’与氢气甲烷气流换热降温，经第三冷剂激冷器163’被冷剂激冷后引入脱甲烷塔11’的塔顶以吸收脱甲烷塔11’处的甲烷、氢气物流中的乙烯；另一股经冷箱142’换热后进入燃气管网作为燃气使用。丙烯精馏单元分离出的含碳四及以上组分的物料进入脱丁烷塔61’分离碳四烃类及碳四以上烃类产品。
上述的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分子比值，因此导致尾气在分离乙烯的过程中能耗高、乙烯损失量大和投资高的缺点，本发明主要是在鲁姆斯技术的基础上为了实现降低能耗、减少乙烯损失而对鲁姆斯技术做出的改进。
发明内容
本发明旨在提供一种烯烃分离系统及烯烃分离方法，降低了烯烃分离过程中的能耗。
为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种烯烃分离系统，上述烯烃分离系统包括脱甲烷单元，脱甲烷单元包括初脱甲烷塔、膜分离组件、变压吸附系统和次脱甲烷塔，初脱甲烷塔的塔顶出口与膜分离组件的进口之间设置有第一气相物流管线；且变压吸附系统的连接方式采用如下之一：连接方式一：膜分离组件的富烃气流出口与变压吸附系统的进口相连通，变压吸附系统的富烃气流出口与次脱甲烷塔的进口之间设置有富烃气流管线；或连接方式二：膜分离组件的富氢气流出口与变压吸附系统的进口相连通，膜分离组件的富烃气流出口以及变压吸附系统的富烃气流出口与次脱甲烷塔的进口之间设置有富烃气流管线。
进一步地，上述脱甲烷单元还包括第一压缩机、第一冷箱、第一换热器、第二换热器、第一冷剂激冷器和膨胀机，次脱甲烷塔的塔顶出口与膨胀机的进口之间具有第二气相物流管线；第一压缩机设置在富烃气流管线上；第一冷箱具有：第一气相物流第一冷箱内流路，串接在第一气相物流管线中；富烃气流第一冷箱内流路，串接在第一压缩机与次脱甲烷塔的进口之间的富烃气流管线中；第一换热器具有：富烃气流第一换热器内流路，串接在富烃气流第一冷箱内流路与次脱甲烷塔的进口之间的富烃气流管线中；第二液相物流第一换热器内流路，与次脱甲烷塔的塔底出口相连通；第二换热器具有：富烃气流第二换热器内流路，串接在富烃气流第一换热器内流路与次脱甲烷塔的进口之间的富烃气流管线中；第二气相物流第二换热器内流路，与膨胀机的出口相连通；第一冷剂激冷器设置在富烃气流第二换热器内流路与次脱甲烷塔的进口之间。
进一步地，上述脱甲烷单元还包括：第一再沸器，与初脱甲烷塔的第一塔底出口相连通并与初脱甲烷塔的塔釜相连形成第一循环管线；第二再沸器，与初脱甲烷塔的第二塔底出口相连通并与初脱甲烷塔的塔釜相连形成第二循环管线。
进一步地，上述烯烃分离系统还包括乙烯精馏单元，乙烯精馏单元包括：加氢脱炔反应器，具有：氢气气流进口，当变压吸附系统采用连接方式一时，氢气气流进口与变压吸附系统的富氢气流出口以及膜分离组件的富氢气流出口之间具有富氢气流管线，当变压吸附系统采用连接方式二时，氢气气流进口与变压吸附系统的高纯氢气流出口之间具有高纯氢气流管线，且高纯氢气流管线上设置有流量调节阀；烃类物料进口，与次脱甲烷塔的塔底出口之间具有第二液相物流管线；乙烯产物出口；乙烯精馏塔，与乙烯产物出口相连通。
进一步地，上述烯烃分离系统还包括脱乙烷单元和丙烯精馏单元，脱乙烷单元包括脱乙烷塔，脱乙烷塔具有：第一液相物流进口，与初脱甲烷塔的第三塔底出口之间具有第一液相物流管线；脱乙烷塔塔顶物流出口，与加氢脱炔反应器的烃类物料进口之间具有烃类脱炔物料输送管线；丙烯精馏单元包括：丙烯精馏塔，具有：第三液相物流进口，与脱乙烷塔的塔底出口之间具有第三液相物流管线；塔顶丙烯出口；塔顶回流罐，与丙烯精馏塔的塔顶丙烯出口相连通并与丙烯精馏塔构成第三循环管线，第一再沸器或第二再沸器具有与第三循环管线相连通的丙烯进口和丙烯出口。
进一步地，上述丙烯精馏塔与塔顶回流罐之间的第三循环管线上还设置有控制阀，控制阀与第一再沸器或第二再沸器并联设置。
进一步地，上述烯烃分离系统还包括第二冷箱，第二冷箱具有第二气相液流第二冷箱内流路，第二气相液流第二冷箱内流路与第二换热器的第二气相物流第二换热器内流路相连通；丙烯精馏塔与第二冷箱之间具有两条第四液相物流管线，其中的一条第四液相物流管线穿过第二冷箱后与燃气管网相连通；另一条第四液相物流管线穿过第二冷箱后延伸至与初脱甲烷塔相连通，烯烃分离系统还包括第二冷剂激冷器，第二冷剂激冷器设置在第二冷箱与初脱甲烷塔之间的第四液相物流管线上。
进一步地，上述烯烃分离系统还包括：脱丙烷单元，包括：脱丙烷塔，脱丙烷塔的塔顶出口与初脱甲烷塔之间设置有初脱气相物流管线；干燥器，与脱丙烷塔的进口相连通向脱丙烷塔输送待分离原料气；第二压缩机，设置在脱丙烷塔与初脱甲烷塔之间的初脱气相物流管线上；第三冷剂激冷器，设置在第二压缩机与初脱甲烷塔之间的初脱气相物流管线上，第一冷箱具有与第二压缩机与第三冷剂激冷器之间的初脱气相物流管线相连通的初脱气相物流进口和初脱气相物流出口；脱丁烷单元，包括：脱丁烷塔，与脱丙烷塔之间设置有初脱液相物流管线；塔顶冷凝器，具有与脱丁烷塔的塔顶出口相连通的进口以及供冷凝后产物流出的出口。
根据本发明的另一方面，还提供了一种烯烃分离方法，上述烯烃分离方法包括分离主要成分为氢气、碳三烃类以及碳三以下烃类的混合气的过程，过程包括：初脱甲烷过程：使混合气在初脱甲烷过程中进行非清晰切割得到相互分离的第一气相物流和第一液相物流，第一气相物流包括氢气、甲烷和碳二烃类，第一液相物流包括碳二烃类和碳三烃类；膜分离过程：使第一气相物流进行膜分离得到相互分离的第一富烃气流和第一富氢气流；变压吸附过程，采用以下方式：方式一：使第一富烃气流进行变压吸附得到相互分离的第二富烃气流和第二富氢气流；方式二：使第一富氢气流进行变压吸附得到高纯氢气流和第三富烃气流；次脱甲烷过程：使方式一中的第一富烃气流或方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流在次脱甲烷中进行清晰切割得到相互分离的第二气相物流和第二液相物流。
进一步地，上述初脱甲烷过程得到的第一气相物流中含有体积百分比为15~90%的碳二烃类；膜分离过程得到的第一富氢气流中氢气的体积百分比为75~95%，富氢气流中氢气的体积占第一气相物流中氢气总体积的45～65%，当变压吸附过程采用方式一时，变压吸附过程得到的第二富氢气流中氢气的体积百分比为85～99.99%；次脱甲烷过程得到的第二气相物流中乙烯的体积含量≤2%。
进一步地，上述过程还包括：使混合气依次经过与由非清晰切割得到的第一气相物流进行换热、与冷剂进行换热后进行初脱甲烷过程；使方式一中的第一富烃气流或方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流依次经过压缩处理、与由初脱甲烷过程分离出的第一气相物流进行换热、与由次脱甲烷分离出的第二液相物流进行换热、与由次脱甲烷分离出的第二气相物流进行换热后进行次脱甲烷过程；使由次脱甲烷分离出的第二气相物流与第二富烃气体进行换热之前进行膨胀降温；使部分第一液相物流由初脱甲烷过程分离后经再加热沸腾重复进行初脱甲烷过程。
进一步地，上述烯烃分离方法还包括：使待分离原料气进行脱丙烷处理后压缩以形成混合气；使部分第一液相物流进行脱乙烷处理得到脱乙烷塔塔顶物流和第三液相物流；当变压吸附过程采用方式一时，使脱乙烷塔塔顶物流与第一富氢气流和/或第二富氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得脱炔后的含乙烯混合物，当变压吸附过程采用方式二时，使脱乙烷塔塔顶物流与高纯氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得脱炔后的含乙烯混合物；将含乙烯混合物精馏得到乙烯产品；将第三液相物流精馏得到第四气相物流和第四液相相物流，使第四气相物流与部分第一液相物流换热后经进一步除杂质处理形成丙烯产品；使第四液相物流与第二气相物流进行换热后，将一部分换热后的第四液相物流与冷剂进一步进行换热后用于吸收初脱甲烷过程中欲形成第一气相物流的气相物质中的乙烯，将另一部分换热后的第四液相物流作为燃气输送。
应用本发明的技术方案，采用初脱甲烷塔、膜分离组件、变压吸附系统和次脱甲烷塔进行配合使用，经过初脱甲烷塔的深冷处理后，合理控制初脱甲烷塔的塔顶工作温度和压力对待分离的气体进行非清晰切割或清晰切割，使待分离的气体经过初脱甲烷塔处理后得到不含碳三及碳三以上烃类的第一气相物流进一步经过膜分离组件的膜分离后得到第一富氢气流和第一富烃气流，所得到的第一富烃气流可以直接进入次脱甲烷塔进行进一步的深冷分离，也可以经变压吸附系统吸附处理后得到第二富氢气流和第二富烃气流，无论是第一富烃气流还是第二富烃气流其CH4/H2分子比值都较原料气有了很大的提高，进而增加了次脱甲烷塔塔顶处CH4的分压，因此只需要将次脱甲烷塔的温度降低到较高的露点即可分离出CH4和H2，那么在分离过程中降温所需的能耗减少了；而且，由于露点的增高使得只需较低的冷量就可使得次脱甲烷塔塔顶分离的第二气相物流中只有极少甚至是没有乙烯，因此减少了乙烯的损失；同时，上述技术效果的实现可以大大减少烯烃分离的投资。
附图说明
构成本申请的一部分的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：
图1示出了根据现有技术的鲁姆斯烯烃深冷分离系统的结构示意图；
图2示出了根据本发明的一种优选的实施例中的烯烃分离系统的结构示意图；以及
图3示出了根据本发明的另一种优选的实施例中的烯烃分离系统的结构示意图。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
如图2和图3所示，在本发明一种典型的实施方式中，提供了一种烯烃分离系统，该烯烃分离系统包括脱甲烷单元，脱甲烷单元包括初脱甲烷塔11、膜分离组件121、变压吸附系统122和次脱甲烷塔17，初脱甲烷塔11的塔顶出口与膜分离组件121的进口之间设置有第一气相物流管线；且变压吸附系统122的连接方式采用如下之一，连接方式一：膜分离组件121的富烃气流出口与变压吸附系统122的进口相连通，变压吸附系统122的富烃气流出口与次脱甲烷塔17的进口之间设置有富烃气流管线；连接方式二：膜分离组件121的富氢气流出口与变压吸附系统122的进口相连通，膜分离组件121的富烃气流出口以及变压吸附系统122的富烃气流出口与次脱甲烷塔17的进口之间设置有富烃气流管线
具有上述结构的烯烃分离系统，采用初脱甲烷塔11、膜分离组件121、变压吸附系统122和次脱甲烷塔17进行配合使用，经过初脱甲烷塔11的深冷处理后，合理控制初脱甲烷塔11的塔顶工作温度和压力对待分离的气体进行非清晰切割或清晰切割，使待分离的气体经过初脱甲烷塔11处理后得到不含碳三及碳三以上烃类的第一气相物流进一步经过膜分离组件121的膜分离后得到第一富氢气流和第一富烃气流，所得到的第一富烃气流可以直接进入次脱甲烷塔进行进一步的深冷分离，也可以经变压吸附系统122吸附处理后得到第二富氢气流和第二富烃气流，无论是第一富烃气流还是第二富烃气流其CH4/H2分子比值都较原料气有了很大的提高，进而增加了次脱甲烷塔17塔顶处CH4的分压，因此只需要将次脱甲烷塔17的温度降低到较高的露点即可分离出CH4和H2，那么在分离过程中降温所需的能耗减少了；而且，由于露点的增高使得只需较低的冷量就可使得次脱甲烷塔17塔顶分离的第二气相物流中只有极少甚至是没有乙烯，因此减少了乙烯的损失；同时，上述技术效果的实现可以大大减少烯烃分离的投资。
当变压吸附系统122采用连接方式二时，膜分离组件121的富烃气流出口以及变压吸附系统122的富烃气流出口与次脱甲烷塔17的进口之间设置的富烃气流管线，可以为两条也可以先将膜分离组件121的富烃气流出口以及变压吸附系统122的富烃气流出口汇集之后再设与次脱甲烷塔17的进口相连通设置为一条带有分支的富烃气流管线。
如图2和图3所示，在本发明一种优选的实施例中，上述脱甲烷单元还包括第一压缩机131、第一冷箱141、第一换热器151、第二换热器152、第一冷剂激冷器161和膨胀机18，次脱甲烷塔17的塔顶出口与膨胀机18的进口之间具有第二气相物流管线；第一压缩机131设置在富烃气流管线上；第一冷箱141具有第一气相物流第一冷箱内流路和富烃气流第一冷箱内流路，第一气相物流第一冷箱内流路串接在第一气相物流管线中；富烃气流第一冷箱内流路串接在第一压缩机131与次脱甲烷塔17的进口之间的富烃气流管线中；第一换热器151具有富烃气流第一换热器内流路和第二液相物流第一换热器内流路，富烃气流第一换热器内流路串接在富烃气流第一冷箱内流路与次脱甲烷塔17的进口之间的富烃气流管线中；第二液相物流第一换热器内流路与次脱甲烷塔17的塔底出口相连通；第二换热器152具有富烃气流第二换热器内流路和第二气相物流第二换热器内流路，富烃气流第二换热器内流路串接在富烃气流第一换热器内流路与次脱甲烷塔17的进口之间的富烃气流管线中；第二气相物流第二换热器内流路与膨胀机18的出口相连通；第一冷剂激冷器161设置在富烃气流第二换热器内流路与次脱甲烷塔17的进口之间。
在上述烯烃分离系统中，当变压吸附系统122采用连接方式一时来自变压吸附系统122的第二富烃气流或当变压吸附系统122采用连接方式二时来自膜分离组件121的第一富烃气流和来自变压吸附系统122的第三富烃气流经第一压缩机131压缩增压后与来自初脱甲烷塔11的第一气相物流在第一冷箱141中进行热交换后温度降低，然后进入第一换热器151与冷却介质进行再次换热后继续进入第二换热器152与经膨胀机18膨胀后温度急剧下降的第二气相物流换热后温度降低；随后第一富烃气流或第二富烃气流继续进入第一冷剂激冷器161与冷剂进行热交换进一步降温以较低的温度进入次脱甲烷塔17再次进行深冷分离，第一富烃气流或第二富烃气流所进行的一系列换热使温度得到很大程度的降低，进一步减少了次脱甲烷塔17中深冷分离的能耗。
上述烯烃分离系统的第一压缩机131的设置可以采用以下不同的方式，当变压吸附系统122采用连接方式一时，第一压缩机131设置在富烃气流管线上，当变压吸附系统122采用连接方式二时，第一压缩机131设置在膜分离组件121的富烃气流出口以及变压吸附系统122的富烃气流出口汇集之后的富烃气流管线上。本领域技术人员可以依据实际需要以及厂区管道的布局来选择适当的压缩机的连接方式。
如图2所示，脱甲烷单元还包括第一再沸器191和第二再沸器192，第一再沸器191与初脱甲烷塔11的第一塔底出口相连通并与初脱甲烷塔11塔釜相连形成第一循环管线；第二再沸器192与初脱甲烷塔11的第二塔底出口相连通并与初脱甲烷塔11塔釜相连形成第二循环管线。
部分由初脱甲烷塔11的第一塔底出口和第二塔底出口流出的第一液相物流经第一再沸器191或第二再沸器192加热后变为气相返回初脱甲烷塔11的塔釜内，并与由塔顶留下的液相物流逆向接触传质，达到深冷精馏的目的。
如图2和图3所示，烯烃分离系统还包括乙烯精馏单元，乙烯精馏单元包括加氢脱炔反应器21和乙烯精馏塔22，加氢脱炔反应器21具有氢气气流进口、烃类物料进口和乙烯产物出口，当变压吸附系统122采用连接方式一时，氢气气流进口与变压吸附系统122的富氢气流出口以及膜分离组件121的富氢气流出口之间具有富氢气流管线，当变压吸附系统122采用连接方式二时，氢气气流进口与变压吸附系统122的高纯氢气流出口之间具有高纯氢气流管线，且高纯氢气流管线上设置有流量调节阀；烃类物料进口与次脱甲烷塔17的塔底出口之间具有第二液相物流管线；乙烯精馏塔22与乙烯产物出口相连通。
由次脱甲烷塔17分离出的以碳二烃类为主的第二液相物流作为第一换热器151的冷却介质与第一气相物流进行换热后温度升高然后再进入加氢脱炔反应器21进行加氢反应，在加氢脱炔反应器21中氢气来源于膜分离组件121以及变压吸附系统122分离出的富氢气流和/或外来氢气或者与来源于变压吸附系统122的高纯氢气流和/或外来氢气，加氢完成后得到的物料经乙烯精馏塔22精馏后形成乙烯产品。在上述结构中使分离出的氢气得到合理利用，减少了乙炔加氢的外来氢气消耗量，节约了乙炔加氢成本。此外，当变压吸附系统122采用连接方式二时，也可以将变压吸附系统122产生的高纯氢气流引出该烯烃分离系统用于其他工艺。
如图2所示，烯烃分离系统还包括脱乙烷单元和丙烯精馏单元，脱乙烷单元包括脱乙烷塔31，脱乙烷塔31具有第一液相物流进口和脱乙烷塔塔顶物流出口，第一液相物流进口与初脱甲烷塔11的第三塔底出口之间具有第一液相物流管线；脱乙烷塔塔顶物流出口与加氢脱炔反应器21的烃类物料进口之间具有烃类脱炔物料输送管线；丙烯精馏单元包括丙烯精馏塔41和塔顶回流罐42，丙烯精馏塔41具有第三液相物流进口和塔顶丙烯出口，第三液相物流进口与脱乙烷塔31的塔底出口之间具有第三液相物流管线；塔顶回流罐42与丙烯精馏塔41的塔顶丙烯出口相连通并与丙烯精馏塔41构成第三循环管线，第一再沸器191或第二再沸器192具有与第三循环管线相连通的丙烯进口和丙烯出口。
在上述烯烃分离系统中，初脱甲烷塔11分离出的第一液相物流经脱乙烷塔31处理后形成的以乙烯为主要成分的乙烯混合气可以作为加氢脱炔反应器21的进料，以脱除其中的少量炔类有机物；同时因为次脱甲烷塔17分离出的第二液相物流几乎都为碳二馏分，所以这股物流无需进入脱乙烷塔31，只有初脱甲烷塔11含有碳二和碳三组分的第一液相物流进入脱乙烷塔31进行分离，从而大大减轻了脱乙烷塔31的负荷，有利于降低脱乙烷塔31的能耗和投资费用；脱乙烷塔31分离出的以丙烯为主的第三液相物流进入丙烯精馏塔41进行精馏后得到的塔顶丙烯产品进入脱甲烷单元的第一再沸器191或第二再沸器192与第一液相物流进行换热后降温，同时塔顶丙烯产品的热量被第一液相物流吸收后第一液相物流变为气相返回初脱甲烷塔11的塔釜内，并与由塔顶留下的液相物流逆向接触传质，达到深冷精馏的目的，这样利用塔顶丙烯产品替代热蒸汽与第一液相物流在第一再沸器191或第二再沸器192中进行换热，充分利用了系统内剩余的热量和冷量，减少了热蒸汽和水的用量，节约了能耗与水资源，省去了冷却水的使用和塔顶水冷器的设备投资。冷却后的塔顶丙烯产品经过产品保护床等装置除去其中少量的甲醇、氧化物及其他杂质后得到合格的丙烯产品
为了有效地控制塔顶丙烯产品的换热和调节初脱甲烷塔11运行（如操作温度），如图2所示，丙烯精馏塔41与塔顶回流罐42之间的第三循环管线上还设置有控制阀43，控制阀43与第一再沸器191或第二再沸器192并联设置，用以调节流经第一再沸器191或第二再沸器192的丙烯产品的量。
如图2所示，烯烃分离系统还包括第二冷箱142，第二冷箱142具有第二气相液流第二冷箱内流路，第二气相液流第二冷箱内流路与第二换热器152的第二气相物流第二换热器内流路相连通；；丙烯精馏塔41与第二冷箱142之间具有两条第四液相物流管线，其中的一条第四液相物流管线穿过第二冷箱142后与燃气管网相连通；另一条第四液相物流管线穿过第二冷箱142后延伸至与初脱甲烷塔11相连通，烯烃分离系统还包括第二冷剂激冷器162，第二冷剂激冷器162设置在第二冷箱142与初脱甲烷塔11之间的第四液相物流管线上。
在上述烯烃分离系统中，由来自次脱甲烷塔17的第二气相物流经膨胀机18膨胀冷却、第二换热器152中通过的富烃气流的冷却后在第二冷箱142中作为冷却介质冷却第四液相物流，一方面第二气相物流经换热后温度有所上升输送出烯烃分离系统作为燃料使用，另一方面冷却后的部分第四液相物流再经第二冷剂激冷器162进一步激冷后进入初脱甲烷塔11的塔顶部分用于吸收初脱甲烷塔11的塔顶处第一气相物流中的乙烯，另一部分第四液相物流可以送入燃气管网作为燃气使用。
如图2所示，烯烃分离系统还包括脱丙烷单元和脱丁烷单元，脱丙烷单元包括脱丙烷塔51、干燥器52、第二压缩机132和第三冷剂激冷器163，脱丙烷塔51的塔顶出口与初脱甲烷塔11之间设置有初脱气相物流管线；干燥器52与脱丙烷塔51的进口相连通向脱丙烷塔51输送待分离原料气；第二压缩机132设置在脱丙烷塔51与初脱甲烷塔11之间的初脱气相物流管线上；第三冷剂激冷器163设置在第二压缩机132与初脱甲烷塔11之间的初脱气相物流管线上，第一冷箱141具有与第二压缩机132与第三冷剂激冷器163之间的初脱气相物流管线相连通的初脱气相物流进口和初脱气相物流出口；脱丁烷单元包括脱丁烷塔61和塔顶冷凝器62，脱丁烷塔61与脱丙烷塔51之间设置有初脱液相物流管线；塔顶冷凝器62具有与脱丁烷塔61的塔顶出口相连通的进口以及供冷凝后产物流出的出口。
为了满足成分复杂的石油裂解气、炼厂干气、甲醇制烯烃产品气等气体的较好的分离，在上述烯烃分离系统中设置了脱丙烷单元和脱丁烷单元，利用脱丙烷塔51将待分离气体中的碳四烃类以及碳四以上烃类与碳三烃类以及碳三以下烃类分开形成含有碳三烃类以及碳三以下烃类的初脱气相物流和含有碳四烃类以及碳四以上烃类的初脱液相物流。其中的初脱气相物流进入上述的脱甲烷单元进行分离处理，而且，在初脱气相物流在进入初脱甲烷塔11之前依次在第一冷箱141中与初脱甲烷塔11分离出的第一气相物流换热、在第三冷剂激冷器163中与冷剂换热后得到很大程度的降温，因此，降低了初脱甲烷塔11进行深冷分离的能耗。其中的初脱液相物流进入脱丁烷塔61进行分离得到碳四产品和碳五产品，实现了对原料气充分细致的分离，有利于原料气的利用。
根据本发明的另一种典型的实施方式，还提供了一种烯烃分离方法，该烯烃分离方法包括分离主要成分为氢气、碳三烃类以及碳三以下烃类的混合气的过程，该过程包括初脱甲烷过程、膜分离过程、变压吸附过程和次脱甲烷过程，初脱甲烷过程包括使混合气在初脱甲烷过程中进行非清晰切割得到相互分离的第一气相物流和第一液相物流，第一气相物流包括氢气、甲烷和碳二烃类，第一液相物流包括碳二烃类和碳三烃类；膜分离过程包括使第一气相物流进行膜分离得到相互分离的第一富烃气流和第一富氢气流；变压吸附过程采用以下方式，方式一：使第一富烃气流进行变压吸附得到相互分离的第二富烃气流和第二富氢气流，方式二：使所述第一富氢气流进行变压吸附得到高纯氢气流和第三富烃气流；次脱甲烷过程包括使方式一中的第一富烃气流或方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流在次脱甲烷过程中进行清晰切割得第二气相物流和第二液相物流。
上述烯烃分离方法在初脱甲烷塔11的塔顶处采用非清晰切割方法替代目前常用的清晰切割方法，减少了初脱甲烷分离过程中所需的冷量负荷和热负荷即减少了能耗。以初脱甲烷塔11和次脱甲烷塔17为例说明上述烯烃分离方法，所谓的非清晰切割是对初脱甲烷塔11的塔顶组分的碳二烃类的含量并不需要达到清晰切割的5%以下，而是将初脱甲烷塔11的一部分碳二烃类与塔顶的轻组分一起作为第一气相物流被分离，而另一部分碳二烃类与碳三烃类作为第一液相物流从塔底被分离，这样塔第一气相物流中不含有碳三及碳三以上烃类，从而在初脱甲烷塔11中损失的碳三烃类的体积占碳三总体积的0.01%以下，本领域技术人员可以根据装置的耐受温度和压力选择适当的非清晰切割的温度和压力。上述烯烃分离方法采用的膜分离过程将第一气相物流中的烃类的氢气有效分离得到第一富烃气流和第一富氢气流，其中可用于本发明的分离膜包括但不限于聚醚酰亚胺材料的分离膜；然后利用变压吸附过程将第一富烃气流进一步进行吸附分离得到第二富烃气流和第二富氢气流，或利用变压吸附过程将第一富氢气流进一步进行吸附分离得到高纯氢气流和第三富烃气流，其中可用于本发明的吸附剂包括但不限于活性炭吸附剂、活性氧化铝等。膜分离得到的第一富烃气流和变压吸附分离出的第二富烃气流、第三富烃气流中的CH4/H2分子比值较膜分离得到的第一富烃气流中的CH4/H2分子比值进一步增大，进而增加了次脱甲烷塔17塔顶处CH4的分压，因此只需要将次脱甲烷塔17的温度降低到较高的露点即可分离出CH4和H2，那么在分离过程中降温所需的能耗减少了；而且，由于露点的增高使得次脱甲烷塔17塔顶分离的第二气相物流中只有极少甚至是没有乙烯，第二液相物流中没有氢气和甲烷，因此减少了乙烯的损失；同时，上述技术效果的实现可以大大减少烯烃分离的投资。
在本发明另一种优选的实施例中，初脱甲烷过程得到的第一气相物流中含有体积百分比为15~90%的碳二烃类；膜分离过程得到的第一富氢气流中氢气的体积百分比为75~95%，富氢气流中氢气的体积占第一气相物流中氢气总体积的45～65%；当变压吸附过程采用方式一时，变压吸附过程得到的第二富氢气流中氢气的体积百分比为85～99.99%；次脱甲烷过程得到的第二气相物流中乙烯的体积含量≤2%。本领域技术人员可以根据所处理的原料气的成分和所用的装置选择合理的压力和温度，得到预想的非清晰切割、变压吸附和清晰切割的结果，有利于整个烯烃分离方法得到的产物的控制。
为了合理使用分离过程中所产生的热量和冷量，上述分离主要成分为氢气、碳三烃类以及碳三以下烃类的混合气的过程还包括使混合气依次经过与由非清晰切割得到的第一气相物流进行换热、与冷剂进行换热后进行初脱甲烷过程；使方式一中的第一富烃气流或方式二中的第一富烃气流和第三富烃气流依次经过压缩处理、与由初脱甲烷过程分离出的第一气相物流进行换热、与由次脱甲烷过程分离出的第二液相物流进行换热、与由次脱甲烷过程分离出的第二气相物流进行换热后进行次脱甲烷过程；使由次脱甲烷分离出的第二气相物流与第二富烃气体进行换热之前进行膨胀降温；使部分第一液相物流由初脱甲烷分离后经再加热沸腾重复进行所述初脱甲烷过程。
在烯烃分离过程中，将待分离的混合气与初脱甲烷过程分离出的温度较低的第一气相物流进行换热、富烃气流与第一气相物、第二液相物和第二气相物流进行换热，都是利用分离过程中个分离步骤中热量的差别进行的换热，而且，对由次脱甲烷分离出的第二气相物流进行膨胀降温的目的是能更多的回收冷量，因此可以减少外来冷却介质的投入，节约分离成本。
在本发明又一种优选的实施例中，上述烯烃分离方法还包括使待分离原料气进行脱丙烷处理后逐步压缩以获得适宜的分离温度；使部分第一液相物流进行脱乙烷处理得到脱乙烷塔塔顶物流和第三液相物流；当变压吸附过程采用方式一时，使脱乙烷塔塔顶物流与第一富氢气流和/或第二富氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得到脱炔后的含乙烯混合物，当所述变压吸附过程采用方式二时，使脱乙烷塔塔顶物流与高纯氢气流和/或外来氢气进行加氢脱炔反应得脱炔后的含乙烯混合物；将含乙烯混合物精馏得到乙烯产品；将第三液相物流精馏得到第四气相物流和第四液相相物流，使第四气相物流与部分第一液相物流换热后经进一步除杂质处理形成丙烯产品；使第四液相物流与第二气相物流进行换热后，将一部分换热后的第四液相物流与冷剂进一步进行换热用于吸收初脱甲烷过程中欲形成所述第一气相物流的气相物质中的乙烯，将另一部分换热后的第四液相物流作为燃气输送。将待分离原料气进行脱丙烷处理后再压缩是为了获得适宜分离温度的混合气。
可用于本发明的待分离原料气包括但不限于石油裂解气、炼厂干气、甲醇制烯烃产品气，利用从原料气中分离出的第一富氢气流和第二富氢气流作为乙炔加氢反应的氢气源，减少了外来氢气的用量，节约了乙烯的合成成本。而且，经初脱甲烷过程的非清晰切割形成的第一气相物流中不含碳三及碳三以上烃类，因此只有第一液相物流需要进行脱乙烷处理即可，使得脱乙烷处理的能耗和负荷将减小，进而对脱乙烷装置的投资和运行成本可以相应减少。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。