一种轻烃回收方法及装置与流程

本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种轻烃回收方法及装置，更具体地涉及了加氢裂化工艺中的轻烃回收的装置及方法。

背景技术：

加氢裂化是炼厂的主要加工工艺之一，主要将蜡油等重质馏分油在高压、临氢及催化剂作用下，通过加氢处理和加氢裂化等一系列反应，以达到重油轻质化的目的。加氢裂化会产生一定数量的c1～c4的轻烃，收率约3～8wt％，常规加氢裂化装置轻烃回收主要是为了回收液化气(c3/c4)组分，流程设置比较完善，主要设置脱丁烷塔、吸收脱吸塔、稳定塔、干气脱硫塔、液化气脱硫塔等。加氢裂化装置脱丁烷塔塔顶通常采用分凝器，塔顶采出油气经过冷凝冷却后，进入回流罐，分出气相送至吸收脱吸塔，分出液相一部分打回流，余下部分也送至吸收脱吸塔。脱丁烷塔塔底液相送至分馏塔，依次分出石脑油、柴油和尾油。

现有加氢裂化工艺通常采用吸收稳定来回收液化气(c3/c4)组分，实现液化气组分与干气(h2/c1/c2)组分的分离。由于加氢裂化工艺c2组分的收率不高，且c2都为乙烷，不含乙烯，c2组分的回收不太受到关注。近年来，在炼油化工一体化的大趋势下，加氢裂化装置的规模不断扩大，其产生的乙烷资源也相应增加，乙烷是优质的乙烯原料，其综合利用不断受到关注。相关工艺装置如重整、芳烃和渣油加氢的规模不断增大，其产生的轻烃(c1～c4饱和烃)量也逐渐增加。另外，炼厂如常减压轻烃、psa尾气等中也含有较多的乙烷组分。对于乙烷的回收，主要需要节约乙烷和甲烷之间的分离。

甲烷由于其沸点低，若采用精馏的方法来分离甲烷和碳二则需要将其冷却至-100℃及更低的温度，即深冷分离，在乙烯装置中通常被采用，其投资和消耗很大。因此，甲烷的分离一直是轻烃分离工艺关注的重点，轻烃分离工艺技术的开发和工艺流程的设计都是围绕着甲烷的分离进行的。

对于现有的轻烃回收工艺技术，通常是先回收c3/c4组分，然后再回收c2组分，其流程较长，各组分之间存在二次分离，其投资和能耗均较高，操作较复杂。

为了回收加氢裂化工艺及重整、芳烃、渣油加氢、常减压所产生的气体中的c2/c3/c4等轻烃组分，同时实现h2s等杂质的脱除，简化分离流程，并降低投资和能耗，提出本发明。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种工艺流程简单，操作条件缓和的轻烃分离装置及方法，通过该方法可实现加氢裂化工艺及重整、芳烃、渣油加氢、常减压等工艺中饱和轻烃组分的碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收，同时回收的干气杂质较少，通过变压吸附的方法便可直接回收氢气。

为了实现上述目的，本发明一方面提供一种该轻烃回收方法包括：

(1)脱丁烷：将来自加氢裂化装置中的热低分油和/或冷低分油送至脱丁烷塔进行分离，脱丁烷塔塔底液相送至分馏塔进一步分离石脑油、柴油以及尾油，塔顶气相经冷凝器冷凝后送至回流罐，回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐ⅰ，罐底液相经升压冷却后送至气液分离罐ⅰ；

(2)第一气液分离：来自脱丁烷塔的气相和液相在气液分离罐ⅰ内混合、预吸收和气液平衡后，分离出的气相和液相分别进行除杂；

(3)高压气相除杂：气液分离罐ⅰ分离出的罐顶气相在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱h2s和co2后经冷却后送至气液分离罐ⅱ；

(4)液相除杂：气液分离罐ⅰ分离出的罐底液相在在液态烃脱硫塔内脱除h2s和co2后经冷却后送至气液分离罐ⅱ；

(5)第二气液分离：经过除杂的气相轻烃和液相轻烃在气液分离罐ⅱ内再次混合、预吸收和气液平衡后，分离出的气相和液相分别进行送至吸收塔和分离单元；

(6)吸收：吸收塔内，以混合c4为吸收剂吸收来自气液分离罐ⅱ罐顶的气相中的c2以及c2以上的组分，同时共吸收部分甲烷，吸收塔塔顶气相送至下游装置，塔底液相经冷却后返回气液分离罐ⅱ；

(7)分离：来自气液分离罐ⅱ罐底的液相在分离单元内通过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔ⅰ以及任选的脱丙烷塔ⅱ和异丁烷塔进一步分离出c2、c3以及c4组分，其中，分离出的c4组分至少部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品采出。

根据本发明，优选地，所述轻烃回收方法还包括：

(8)吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以至少部分步骤(1)中分离的石脑油作为吸收剂回收来自吸收塔塔顶的气相中的c4以及c4以上的组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气采出，塔底液相返回至脱丁烷塔。

本发明中，所述热低分油和冷低分油分别来自加氢裂化反应系统中的热低压分离器和冷低压分离器的底部液相。

根据本发明，气相除杂部分采用高压除杂，由于高压下h2s和co2在贫胺液中的溶解速度快，贫胺液对h2s和co2的吸收速率也快，除杂效果好，且富胺液中的酸性气负荷高，可以降低贫胺液的循环量，从降低富胺液再生的能耗；高压下气相中c3、c4组分含量低，可降低胺液发泡的倾向；且高压下气相体积小，可缩小富气脱硫塔的直径，降低投资。

根据本发明，优选地，所述脱丁烷塔塔顶的操作温度为50～80℃，操作压力为1.0～1.6mpag；脱丁烷塔塔顶回流罐的温度为35～45℃。

本发明中，脱丁烷塔塔底物流被送至分馏塔继续分馏出石脑油、柴油以及尾油，优选地，分离出的石脑油的初馏点为25～40℃，干点为165～200℃。

根据本发明，优选地，所述气液分离罐ⅰ的操作温度为35～45℃，操作压力为2.15～2.75mpag。

本发明中，为了满足相关产品回收的要求，需要在进行下一步分离之前，对其进行杂质脱除，主要包括胺洗脱h2s。由于高压下气相脱硫效果更好，且在高压下脱硫设备的体积较小，本发明中将脱丁烷塔塔顶物流冷却后气液分离，分离出的气相经压缩升压与分离出的经过增压的液相混合、再冷却后分别进行除杂，优选地，所述富气脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为2.15～2.75mpag；所述液态烃脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为2.55～3.15mpag。由于分离出的气相中重质烃含量较少，进行脱硫时，被冷凝到胺液中的重质烃量也较少，有效避免了由于胺液发泡导致的脱硫装置泡沫夹带，影响装置的平稳运行。

本发明中，为了满足相关产品回收的要求，胺洗脱h2s优选采用复合胺液溶剂(即以mdea为基础的改性溶剂)，同时进行h2s和co2的脱除，其中，h2s可脱除至低于20ppmv，co2的脱除效率可达到90～95wt％，有效地降低物流中co2的含量，进而提高回收轻烃中乙烷组分的纯度，降低带入乙烯装置裂解炉的co2含量，并降低乙烯装置下游碱洗时的碱液消耗。

根据本发明，优选地，所述吸收塔的操作压力为2.1～2.7mpag，操作温度为5～25℃，所述吸收塔内所用吸收剂无需从系统外引入，是系统内自有平衡的c4组分。

根据本发明，优选地，步骤(7)中的所述分离包括以下四种方式之一：

方式一，所述分离的步骤依次包括：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ，塔底液相送至脱乙烷塔；

脱乙烷：来自脱甲烷塔底的液相在脱乙烷塔内分离c2组分，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品采出，塔底c3以及c3以上的液相组分送至脱丙烷塔ⅰ；

脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ内进一步分离，分离出来的丙烷从脱丙烷塔ⅰ上部采出，塔底组分中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品采出；

方式二，所述分离的步骤依次包括：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ，塔底液相送至脱异丁烷塔；

脱异丁烷：来自脱甲烷塔底的液相在脱异丁烷塔内分离c3以及c3以下的组分，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔，塔底液相至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为正丁烷产品采出；

脱乙烷：来自脱异丁烷塔底的液相在脱乙烷塔内分离c2组分，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品采出，塔底液相组分送至脱丙烷塔ⅰ；

脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ内进一步分离，分离出来的丙烷产品从脱丙烷塔ⅰ塔顶采出，塔底液相作为异丁烷产品采出；

方式三，所述分离的步骤依次包括：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ，塔底液相送至脱丙烷塔；

脱丙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ内进行分离，分离出来的c3及c3以下的组分从脱丙烷塔ⅰ塔顶采出后送至脱乙烷塔，塔底组分中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品采出；

脱乙烷：来自脱丙烷塔ⅰ上部的气相在脱乙烷塔内进一步分离，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出；

方式四，所述分离的步骤依次包括：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ罐底的液相在脱甲烷塔内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ，塔底液相送至脱丙烷塔ⅰ；

脱丙烷ⅰ：来自脱甲烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ内进行分离，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔，塔底液相中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品采出；

脱乙烷：来自脱丙烷塔ⅰ塔顶的气相在脱乙烷塔内进行分离，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品采出，塔底液相送至脱丙烷塔ⅱ进一步分离；

脱丙烷ⅱ：来自脱乙烷塔塔底的液相在脱丙烷塔ⅱ内进一步分离，分离出来的塔顶气相作为丙烷产品采出，塔底液相中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品采出。

根据本发明，进一步优选地，所述脱甲烷塔塔顶的操作温度为15～40℃，操作压力为2.25～2.85mpag；所述脱乙烷塔塔顶的操作温度为10～40℃，操作压力为2.6～3.2mpag；所述脱丙烷塔ⅰ塔顶的操作温度为45～70℃，操作压力为1.4～2.0mpag；所述脱丙烷塔ⅱ塔顶的操作温度为45～65℃，操作压力为1.5～1.9mpag；所述脱异丁烷塔塔顶的操作温度为45～65℃，操作压力为0.4～1.0mpag。

其中，方法二中，将脱除了甲烷的物流送至脱异丁烷塔，先将吸收下来的乙烷、丙烷及部分异丁烷组分分出，塔底正丁烷组分大部分作为补充吸收剂返回碳二吸收塔，剩余部分作为产品直接外送，其中，本方法中补充吸收剂以正丁烷为准，这样不仅可以确保碳二吸收塔的吸收效果，同时还可以降低碳二吸收塔顶干气中碳四组分的含量。又由于本方案降低了系统内循环的吸收剂量，进而降低脱乙烷塔、脱丙烷塔底重沸器的热负荷，使得本方案实现了异丁烷和正丁烷产品的分离外，还实现了能耗的降低。

方法三中，将脱除了甲烷的物流送至脱丙烷塔，先将吸收下来的乙烷、丙烷组分分出，塔底物料为以异丁烷和正丁烷为主的碳四组分，其中，大部分作为补充吸收剂返回碳二吸收塔，剩余部分作为产品直接外送。本方案可以降低系统内循环的吸收剂量，降低脱乙烷塔底重沸器的热负荷，降低能量消耗。

方法四中，为了进一步降低能耗，采用了两个脱丙烷塔，脱丙烷塔i采用模糊分离，将乙烷、丙烷及部分碳四组分先分出，塔底碳四组分大部分作为补充吸收剂返回碳二吸收塔，剩余部分作为产品直接外送。本方案不仅可以降低系统内循环的吸收剂量，同时还可以降低脱乙烷塔、脱丙烷ii塔底重沸器的热负荷，降低能量消耗。本方案由于提高了脱丙烷塔i的塔顶温度，使脱丙烷塔i塔顶温度在45～65℃之间，采用循环水即可满足冷却要求，从而降低了脱丙烷i的冷量消耗，达到降低能耗的目的。

本发明另一方面提供一种轻烃回收装置，该轻烃回收装置包括：热/冷低分油进料管线、脱丁烷塔、分馏塔、压缩机、冷却器、气液分离罐ⅰ、富气脱硫塔、液态烃脱硫塔、后冷器、气液分离罐ⅱ、吸收塔以及分离单元；

其中，热/冷低分油进料管线与脱丁烷塔连接；

脱丁烷塔设置有冷凝器和回流罐，塔底与分馏塔连接，塔顶依次与冷凝器、回流罐连接，回流罐罐顶依次与富气脱硫塔、后冷器、气液分离罐ⅱ连接，罐底依次与液态烃脱硫塔、后冷器、气液分离罐ⅱ连接；

气液分离罐ⅱ罐顶与吸收塔连接，罐底与分离单元连接；

吸收塔上部设置有混合c4吸收剂进料管线，塔顶与下游装置连接，塔底依次与后冷器、气液分离罐ⅱ连接；

分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔ⅰ以及任选的脱丙烷塔ⅱ和脱异丁烷塔；分离单元设有两支混合c4产品采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接。

根据本发明，优选地，所述分离单元包括以下四种连接方式：

方式一：

所述脱甲烷塔塔顶与依次与后冷器、气液分离罐ⅱ连接，塔底与脱乙烷塔连接；

所述脱乙烷塔塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔连接；

所述脱丙烷塔塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有两支采出管线，一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4采出管线；

方式二：

所述脱甲烷塔塔顶与依次与后冷器、气液分离罐ⅱ连接，塔底与脱异丁烷塔连接；

所述脱异丁烷塔塔顶与脱乙烷塔连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为正丁烷采出管线；

所述脱乙烷塔塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔连接；

所述脱丙烷塔塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有异丁烷采出管线；

方式三：

所述脱甲烷塔塔顶与依次与后冷器、气液分离罐ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔ⅰ连接；

所述脱丙烷塔ⅰ塔顶与脱乙烷塔连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线；

所述脱乙烷塔塔顶设有乙烷采出管线，塔底设有丙烷采出管线；

方式四：

所述脱甲烷塔塔顶与依次与后冷器、气液分离罐ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔ⅰ连接；

所述脱丙烷塔ⅰ塔顶与脱乙烷塔连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线；

所述脱乙烷塔塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔ⅱ连接；

所述脱丙烷塔ⅱ塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线。

根据本发明，优选地，所述下游装置包括吸收剂回收塔；所述吸收剂回收塔上部设有石脑油吸收剂进料管线，塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接；

分馏塔塔顶设有两支石脑油采出管线，其中一支与石脑油吸收剂进料管线连接。

根据本发明，优选地，所述吸收塔设置有2～5个中段回流；

所述脱甲烷塔塔顶不设冷凝器，塔底设有重沸器；

所述轻烃回收装置不包括脱水装置。

本发明可以处理加氢裂化工艺的轻烃，来自重整、芳烃、渣油加氢、常减压等相关工艺的饱和轻烃(主要是c1-c4组分)也可以送至本发明中工艺中的合适位置进行处理，具体混合位置需根据其他工艺的轻烃的压力、组成、杂质含量等进行优化后确定。

与现有技术相比，本发明具有如下优点：

(1)本发明中在脱丁烷塔内完成对c4及c4以下组分和汽油组分的分离，不需要采用汽油作为吸收剂来吸收液化气组分，也不需要对c4及c4以下组分和汽油组分进行二次分离。

(2)本发明流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对加氢裂化工艺中及重整、芳烃、渣油加氢、常减压等工艺中饱和轻烃的分离及回收，尤其可实现乙烷、丙烷以及c4组分的高效分离回收，可保证乙烷回收率达97wt％以上，丙烷回收率达98wt％以上，且回收的乙烷中甲烷含量不大于1vol％，回收的丙烷中乙烷含量不大于300ppmv。

(3)采用本发明工艺，可以根据待处理轻烃中乙烷、丙烷、异丁烷及正丁烷组分的组成和含量，采用本发明中的方案一至方案四中的最优方案，从而降低投资和能耗。

(4)本发明中吸收塔所用吸收剂来自于系统内自有平衡的c4组分，不需要从系统外引入，降低工艺成本。

(5)本发明可进一步分离出正丁烷和异丁烷。

本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。

图1示出了本发明实施例1中轻烃回收的工艺流程图。

图2示出了本发明实施例2中轻烃回收的工艺流程图。

图3示出了本发明实施例3中轻烃回收的工艺流程图。

图4示出了本发明实施例4中轻烃回收的工艺流程图。

附图标记说明：

1、脱丁烷塔；2、分馏塔；3、压缩机；4、冷却器；5、气液分离罐ⅰ；6、富气脱硫塔；7、液态烃脱硫塔；8、后冷器；9、气液分离罐ⅱ；10、吸收塔；11、脱甲烷塔；12、脱乙烷塔；13、脱丙烷塔ⅰ；14、吸收剂回收塔；15、脱异丁烷塔；16、脱丙烷塔ⅱ；

s-1、冷低分油；s-2、热低分油；s-3、石脑油；s-4、柴油；s-5、尾油；s-6、贫胺液；s-7、富胺液；s-8、碳四吸收剂；s-9、干气；s-10、乙烷产品；s-11、丙烷产品；s-12、c4产品；s-13、异丁烷产品；s-14、正丁烷产品。

具体实施方式

下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。

下列实施例中原料油气的性质如表1所示，来自加氢裂化单元的油气中c5+组分的性质如表2所示，外来轻烃组成性质如表3所示，外来轻烃混入位置在压缩机3入口。

表1

表2

表3

实施例1

轻烃回收装置，包括：热/冷低分油进料管线、脱丁烷塔1、分馏塔2、压缩机3、冷却器4、气液分离罐ⅰ5、富气脱硫塔6、液态烃脱硫塔7、后冷器8、气液分离罐ⅱ9、吸收塔10以及分离单元；

其中，热/冷低分油进料管线与脱丁烷塔1连接；

脱丁烷塔1设置有冷凝器和回流罐，塔底与分馏塔2连接，塔顶依次与冷凝器、回流罐连接，回流罐罐顶依次与富气脱硫塔6、后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接，罐底依次与液态烃脱硫塔7、后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接；

气液分离罐ⅱ9罐顶与吸收塔10连接，罐底与分离单元连接；

吸收塔10上部设置有混合c4吸收剂进料管线，塔顶与吸收剂回收塔14连接，塔底依次与后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接；吸收塔设置有2～5个中段回流；

分馏塔2塔顶设有两支石脑油采出管线，其中一支与石脑油吸收剂进料管线连接；吸收剂回收塔14上部设有石脑油吸收剂进料管线，塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔1连接；

分离单元包括：脱甲烷塔11、脱乙烷塔12、脱丙烷塔ⅰ13；

脱甲烷塔10塔顶不设冷凝器，塔底设有重沸器，脱甲烷塔11塔顶与依次与后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接，塔底与脱乙烷塔12连接；

脱乙烷塔12塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔ⅰ13连接；

脱丙烷塔ⅰ13塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有两支采出管线，一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为混合c4采出管线；

轻烃回收装置不包括脱水装置。

采用上述装置进行轻烃分离，分离流程如图1所示：

(1)脱丁烷：将来自加氢裂化装置中的热低分油和/或冷低分油送至脱丁烷塔1进行分离，脱丁烷塔1塔底液相送至分馏塔2进一步分离石脑油s-3、柴油s-4以及尾油s-5，塔顶气相经冷凝器冷凝后送至回流罐，回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐ⅰ5，罐底液相经升压冷却后送至气液分离罐ⅰ5；其中，脱丁烷塔1塔顶的操作温度为50～80℃，操作压力为1.0～1.6mpag；脱丁烷塔顶回流罐的温度为35～45℃；

石脑油的初馏点为25～45℃，干点为165～200℃；

(2)第一气液分离：来自脱丁烷塔1的气相和液相在气液分离罐ⅰ5内混合、预吸收和气液平衡后，分离出的气相和液相分别进行除杂；气液分离罐ⅰ5的操作温度为35～45℃，操作压力为2.15～2.75mpag；

(3)高压气相除杂：气液分离罐ⅰ5分离出的罐顶气相在富气脱硫塔6内以贫胺液s-6为吸收剂脱h2s和co2后经冷却后送至气液分离罐ⅱ9；富气脱硫塔6的操作温度为35～45℃，操作压力为2.15～2.75mpag；

(4)液相除杂：气液分离罐ⅰ5分离出的罐底液相在液态烃脱硫塔7内以贫胺液s-6为吸收剂脱除h2s和co2后经冷却后送至气液分离罐ⅱ9；液态烃脱硫塔7的操作温度为35～45℃，操作压力为2.55～3.15mpag；

(5)第二气液分离：经过除杂的气相轻烃和液相轻烃在气液分离罐ⅱ9内再次混合、预吸收和气液平衡后，分离出的气相和液相分别进行送至吸收塔10和分离单元；

(6)吸收：吸收塔10内，以混合c4为吸收剂吸收来自气液分离罐ⅱ9罐顶的气相中的c2以及c2以上的组分，同时共吸收部分甲烷，吸收塔10塔顶气相送至吸收剂回收塔14，塔底液相经冷却后返回气液分离罐ⅱ9；吸收塔10的操作压力为2.1～2.7mpag，操作温度为5～25℃；

(7)分离：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ9罐底的液相在脱甲烷塔11内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔11塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ9，塔底液相送至脱乙烷塔12；脱甲烷塔11塔顶的操作温度为15～40℃，操作压力为2.25～2.85mpag；

脱乙烷：来自脱甲烷塔11塔底的液相在脱乙烷塔12内分离c2组分，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品s-10采出，塔底c3以及c3以上的液相组分送至脱丙烷塔ⅰ13；脱乙烷塔12塔顶的操作温度为10～40℃，操作压力为2.6～3.2mpag；

脱丙烷：来自脱乙烷塔12塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ13内进一步分离，分离出来的丙烷从脱丙烷塔ⅰ13上部采出，塔底组分中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔10，其余部分作为c4产品s-12采出；脱丙烷塔ⅰ13塔顶的操作温度为45～70℃，操作压力为1.4～2.0mpag；

(8)吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以至少部分步骤(1)中分离的石脑油s-3作为吸收剂回收来自吸收塔塔顶的气相中的c4以及c4以上的组分，吸收剂回收塔塔顶气相作为干气s-9采出，塔底液相返回至脱丁烷塔1。

通过上述方法分离轻烃中的干气、乙烷、丙烷以及c4的产品组成及性质如表4所示。

表4

通过上述方法由分馏塔所得到的汽油和柴油产品(本实施例不出尾油产品)组成及性质如表5所示。

表5

实施例2

采用如图2所示的工艺流程图进行油气脱硫及轻烃回收。

其中，本实施例与实施例1存在的区别在于：

(7)分离：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ9罐底的液相在脱甲烷塔11内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔11塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ9，塔底液相送至脱异丁烷塔15；脱甲烷塔11塔顶的操作温度为15～40℃，操作压力为2.25～2.85mpag；

脱异丁烷：来自脱甲烷塔11塔底的液相在脱异丁烷塔15内分离c3以及c3以下的组分，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔12，塔底液相至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔10，其余部分作为正丁烷产品s-14采出；脱异丁烷塔15塔顶的操作温度为45～65℃，操作压力为0.4～1.0mpag；

脱乙烷：来自脱异丁烷塔15塔底的液相在脱乙烷塔12内分离c2组分，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品s-10采出，塔底液相组分送至脱丙烷塔ⅰ13；脱乙烷塔12塔顶的操作温度为10～40℃，操作压力为2.6～3.2mpag；

脱丙烷：来自脱乙烷塔12塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ13内进一步分离，分离出来的丙烷产品s-11从脱丙烷塔ⅰ13塔顶采出，塔底液相作为异丁烷产品s-13采出。脱丙烷塔ⅰ13塔顶的操作温度为45～70℃，操作压力为1.4～2.0mpag；

相应的，分离单元包括脱甲烷塔11、脱异丁烷塔15、脱乙烷塔12以及脱丙烷塔ⅰ13，具体连接方式为：

脱甲烷塔11塔顶与依次与后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接，塔底与脱异丁烷塔15连接；

脱异丁烷塔15塔顶与脱乙烷塔12连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为正丁烷采出管线；

脱乙烷塔12塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔ⅰ13连接；

脱丙烷塔ⅰ13塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有异丁烷采出管线。

通过上述方法分离出轻烃中的干气、乙烷、丙烷、异丁烷以及c4的产品组成及性质如表6所示。

表6

实施例3

采用如图3所示的工艺流程图进行油气脱硫及轻烃回收。

其中，本实施例与实施例1存在的区别在于：

(7)分离：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ9罐底的液相在脱甲烷塔11内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔11塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ9，塔底液相送至脱丙烷塔ⅰ13；脱甲烷塔11塔顶的操作温度为15～40℃，操作压力为2.25～2.85mpag；

脱丙烷：来自脱甲烷塔11塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ13内进行分离，分离出来的c3及c3以下的组分从脱丙烷塔ⅰ13塔顶采出后送至脱乙烷塔12，塔底组分中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔10，其余部分作为c4产品s-12采出；脱丙烷塔ⅰ13塔顶的操作温度为45～70℃，操作压力为1.4～2.0mpag；

脱乙烷：来自脱丙烷塔ⅰ13上部的气相在脱乙烷塔12内进一步分离，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品s-10采出，塔底液相作为丙烷产品s-11采出。脱乙烷塔12的操作温度为10～40℃，操作压力为2.6～3.2mpag；

相应的，分离单元包括脱甲烷塔11、脱丙烷塔ⅰ13以及脱乙烷塔12，具体连接方式为：

脱甲烷塔11塔顶与依次与后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接，塔底与脱丙烷塔ⅰ13连接；

脱丙烷塔ⅰ13塔顶与脱乙烷塔12连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线；

脱乙烷塔12塔顶设有乙烷采出管线，塔底设有丙烷采出管线；

通过上述方法分离出轻烃中的干气、乙烷、丙烷以及c4的产品组成及性质如表7所示。

表7

实施例4

采用如图4所示的工艺流程图进行油气脱硫及轻烃回收。

其中，本实施例与实施例1存在的区别在于：

(7)分离：

脱甲烷：来自气液分离罐ⅱ9罐底的液相在脱甲烷塔11内将甲烷进行脱除，同时脱除少部分c2及c2以上的组分，脱甲烷塔11塔顶气相经冷却后返回气液分离罐ⅱ9，塔底液相送至脱丙烷塔ⅰ13；脱甲烷塔11塔顶的操作温度为15～40℃，操作压力为2.25～2.85mpag；

脱丙烷ⅰ：来自脱甲烷塔11塔底的液相组分在脱丙烷塔ⅰ13内进行分离，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔12，塔底液相中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔10，其余部分作为c4产品采出s-12；脱丙烷塔ⅰ13塔顶的操作温度为45～60℃，操作压力为1.7～2.0mpag；

脱乙烷：来自脱丙烷塔ⅰ13塔顶的气相在脱乙烷塔12内进行分离，分离出来的塔顶气相作为乙烷产品s-10采出，塔底液相送至脱丙烷塔ⅱ16进一步分离；脱乙烷塔12塔顶的操作温度为10～40℃，操作压力为2.6～3.2mpag；

脱丙烷ⅱ：来自脱乙烷塔12塔底的液相在脱丙烷塔ⅱ16内进一步分离，分离出来的塔顶气相作为丙烷产品s-11采出，塔底液相中的至少一部分作为混合c4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为c4产品s-12采出；脱丙烷塔ⅱ16塔顶的操作温度为50～65℃，操作压力为1.5～1.9mpag。

相应的，分离单元包括脱甲烷塔11、脱丙烷塔ⅰ13、脱乙烷塔12以及脱丙烷塔ⅱ16，具体连接方式为：

脱甲烷塔11塔顶与依次与后冷器8、气液分离罐ⅱ9连接，塔底与脱丙烷塔ⅰ13连接；

脱丙烷塔ⅰ13塔顶与脱乙烷塔12连接，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线；

脱乙烷塔12塔顶设有乙烷采出管线，塔底与脱丙烷塔ⅱ16连接；

脱丙烷塔ⅱ16塔顶设有丙烷采出管线，塔底设有两支采出管线，其中一支与混合c4吸收剂进料管线连接，另一支作为c4产品采出管线。

通过上述方法分离出轻烃中的干气、乙烷、丙烷以及c4的产品组成及性质如表8所示。

表8

由上表可知，本发明流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对加氢裂化工艺中及重整、芳烃、渣油加氢、常减压等工艺中饱和轻烃的分离及回收，尤其可实现乙烷、丙烷以及c4组分的高效分离回收，可保证乙烷回收率达97wt％以上，丙烷回收率达98wt％以上，且回收的乙烷中甲烷含量不大于1vol％，回收的丙烷中乙烷含量不大于300ppmv。

以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。