用于分馏裂化气流以获取富乙烯馏分和燃料流的分馏方法以及相关的设备的制作方法

用于分馏裂化气流以获取富乙烯馏分和燃料流的分馏方法以及相关的设备的制作方法
【专利摘要】用于分馏裂化气流以获取富乙烯馏分和燃料流的分馏方法以及相关的设备。所述分馏方法包括：将来自下游热交换器（58）的下游裂化气流（140）引入下游分离器（60）中和在下游分离器（60）的顶部回收高压燃料气流（144）。所述分馏方法包括：使燃料流（144）经过下游交换器（58）和中间交换器（50，54），以形成加热的高压燃料流（146）；使加热的高压燃料流（146）在至少一第一动态膨胀装置（68）中膨胀；和使来自中间交换器（50，54）的部分膨胀的燃料流（148）在第二动态膨胀装置（70）中经过，以形成膨胀的燃料流（152）。在下游热交换器（58）中和中间热交换器（50，54）中对来自第二动态膨胀装置（70）的膨胀的燃料流（152）进行加热。
【专利说明】用于分馏裂化气流以获取富乙烯馏分和燃料流的分馏方法以及相关的设备

【技术领域】
[0001 ] 本发明涉及一种用于分馏来自烃热解设备的裂化气流以获取富乙烯馏分和贫C2+烃的燃料流的分馏方法，所述分馏方法包括以下步骤:
[0002]-通过至少部分地与在第一外部制冷循环中流动的制冷流体进行热交换，对粗裂化气流进行上游冷却和部分冷凝，和在至少一上游分离球中分离上游液体，以形成预冷却到第一温度的中间裂化气流；
[0003]-在至少一中间热交换器中对中间裂化气流进行中间冷却和部分冷凝，和在至少一中间分离球中分离中间液体，以形成冷却到小于第一温度的第二温度的下游裂化气流；
[0004]-在至少一下游热交换器中对下游裂化气流进行下游冷却和部分冷凝，直到小于第二温度的第三温度；
[0005]-将来自下游热交换器的部分冷凝的下游裂化气流引入下游分离器中；
[0006]-在下游分离器的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气流，和在下游分离器的底部回收富C2+烃的下游液体；
[0007]-使高压燃料气流经过下游热交换器和中间热交换器，以形成加热的高压燃料流；
[0008]-使加热的高压燃料流在至少一第一动态膨胀装置中膨胀，以获得部分膨胀的燃料流；
[0009]-经过下游热交换器和中间热交换器对部分膨胀的燃料流进行加热；
[0010]-对在上游冷却步骤、中间冷却步骤和下游冷却步骤时所获得的至少一液体进行处理，以形成富乙烯馏分。

【背景技术】
[0011 ] 裂化气来自烃热解设备，如蒸气裂化炉。弓I入热解设备的气体有利地具有至少70%的乙烷，结合有丙烷、丁烷、石脑油和/或粗柴油。
[0012]前述类型的分馏方法用于对裂化气进行处理，以获取其乙烯的摩尔含量大于99.95%的乙烯馏分，同时回收多于99.5% (以摩尔计量)的包含在裂化气中的乙烯。
[0013]允许获取这类性能的前述类型的分馏方法例如在文献EP I 215 459中进行描述。
[0014]该分馏方法用于被实施以对体积非常大的裂化气进行处理，例如大于50吨/小时，特别是大于100吨/小时。
[0015]为了同时保证所生产的乙烯流具有非常高的纯度和最大的乙烯回收率，需要对所处理的气体进行冷却，直到小于-100°C的温度，和特别是小于-120°c的温度。
[0016]为此，裂化气流与在第一外部制冷循环中流动的丙烯、继而与在第二外部制冷循环中流动的乙烯相继地进行热交换联系。
[0017]乙烯制冷循环通常包括三个热能级，具有:大约为_50°C的第一热交换器，大约为_75°C的第二热交换器，和大约为_100°C的第三热交换器。
[0018]在每次热交换后，部分冷凝的裂化气被引入分离器中，以排出所形成的液体。
[0019]所收集的通常富C2+烃的液体被运送向包括至少一分馏塔的处理单元。分馏塔产生由致冷方法进行回收的包含有乙烯的流。
[0020]考虑到使用两制冷循环和具有三个热能级的基于乙烯的循环，所述分馏方法的能量消耗可进一步进行改善。


【发明内容】

[0021]本发明的一目的从而在于以较低的投资(通过消除由制冷循环赋予的热能级)，获得一种分馏方法，这种分馏方法总是允许以非常高的回收率回收富乙烯流，同时具有改进的能量性能。
[0022]为此，本发明的目的在于一种前述类型的分馏方法，其特征在于，所述分馏方法包括以下步骤:
[0023]-使来自中间热交换器的部分膨胀的燃料流在第二动态膨胀装置中经过，以形成膨胀的燃料流；
[0024]-在下游热交换器中和中间热交换器中对来自第二动态膨胀装置的膨胀的燃料流进行加热；
[0025]-在与第一动态膨胀装置或/和第二动态膨胀装置的至少一膨胀透平机相联结的至少一压缩机中对加热的膨胀的燃料流进行压缩，以形成贫C2+烃的燃料流。
[0026]根据本发明的分馏方法可以包括一个或多个以下的特征，单独地或根据所有技术上可能的组合被采用:
[0027]-将中间裂化气流冷却到第二温度所需的热功率在中间热交换器中通过与高压燃料气流的热交换、通过与部分膨胀的燃料流的热交换和通过与膨胀的燃料流的热交换进行提供，而没有与在制冷循环中流动的外部制冷流体的热交换；
[0028]-所述分馏方法包括下游液体的回收，以及经过下游热交换器和中间热交换器下游液体的加热；
[0029]-在下游热交换器中加热前，下游液体在下游热交换器中进行过冷，继而在中间热交换器中进行过冷；
[0030]-在中间冷却步骤回收的中间液体的至少一部分在下游热交换器中和在中间热交换器中进行加热；
[0031]-在再引入下游热交换器中之前，在中间冷却步骤回收的中间液体的至少一部分在下游热交换器中进行过冷，继而在中间热交换器中进行过冷；
[0032]-中间液体的至少一部分和下游液体中的至少之一在下游热交换器中和中间热交换器中经过时蒸发，以形成回流气流，在粗裂化气流在至少一压缩机中经过之前，回流气流与粗裂化气流进行混合；
[0033]-处理步骤包括将基于上游液体、中间液体和/或下游液体形成的至少一流引入分馏塔中，和在分馏塔中产生用于形成富乙烯馏分的富乙烯流；
[0034]-在处理步骤，上游液体和中间液体被引入分馏塔中；
[0035]-在与粗裂化气混合前，来自分馏塔的顶部流被运送向上游热交换器，和有利地被运送向上游加热热交换器；
[0036]-第一动态膨胀装置和第二动态膨胀装置每个包括至少一动态膨胀透平机，有利地每个包括两到三个动态膨胀透平机；
[0037]-高压燃料气流中的氢气摩尔含量大于75%;和
[0038]-第一温度小于_63°C;第二温度小于_85°C ;并且第三温度小于_120°C。
[0039]本发明的目的还在于一种用于分馏来自烃热解设备的裂化气流以获取富乙烯馏分和贫C2+烃的燃料流的分馏设备，所述分馏设备包括:
[0040]-包括至少部分地与第一外部制冷循环进行热交换的热交换部件的粗裂化气流的上游冷却部件和部分冷凝部件，和包括至少一上游分离球的上游液体的分离部件，用以形成预冷却到第一温度的中间裂化气流；
[0041]-包括至少一中间热交换器的中间裂化气流的中间冷却和部分冷凝部件，和包括至少一中间分离球的中间液体的分离部件，用以形成冷却到小于第一温度的第二温度的下游裂化气流；
[0042]-包括至少一下游热交换器的下游裂化气流的下游冷却和部分冷凝部件，用以冷却下游裂化气流，直到小于第二温度的第三温度；
[0043]-下游分离器和将来自下游热交换器的下游裂化气流弓I入下游分离器中的弓I入部件；
[0044]-在下游分离器的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气流的回收部件，和在下游分离器的底部回收富C2+烃的下游液体的回收部件；
[0045]-高压燃料气流经过下游热交换器和中间热交换器的部件，用以形成加热的高压燃料流；
[0046]-包括至少一第一动态膨胀装置的加热的高压燃料流的膨胀部件，用以形成部分膨胀的燃料流；
[0047]-经过下游热交换器和中间热交换器对部分膨胀的燃料流进行加热的加热部件；
[0048]-对从上游冷却部件、中间冷却部件和下游冷却部件获得的至少一液体进行处理的处理部件，用以形成富乙烯馏分；
[0049]其特征在于，所述分馏设备包括:
[0050]-第二动态膨胀装置和使来自中间热交换器的部分膨胀的燃料流在第二动态膨胀装置中经过的部件，用以形成膨胀的燃料流；
[0051]-在下游热交换器中和在中间热交换器中对来自第二动态膨胀装置的膨胀的燃料流进行加热的加热部件；和
[0052]-对加热的膨胀燃料流进行压缩以形成贫C2+烃的燃料流的压缩部件，所述压缩部件包括与第一动态膨胀装置或/和第二动态膨胀装置的至少一膨胀透平机相联结的至少一压缩机。

【专利附图】

【附图说明】
[0053]通过阅读以下仅作为示例给出且参照附图进行的说明，将更好地理解本发明，附图中:
[0054]-唯一的图示是根据本发明的第一分馏设备的运行概图，用于实施根据本发明的第一方法。

【具体实施方式】
[0055]在以下的说明中，用同一数字标记表示在一管道中流动的流和载送该流的管道。此外，除了相反的指示，百分比是摩尔百分比，和压力以相关的巴为单位。
[0056]根据本发明的第一蒸气裂化单元10在图1上示出。
[0057]该单元10用于基于原料16形成富乙烯馏分12和贫C2+烃的燃料气流14。
[0058]单元10包括烃热解设备18，该烃热解设备包括用于产生粗裂化气流20的蒸气裂化炉。单元此外包括粗处理气体的分馏设备22，用以形成燃料气流14和富乙烯馏分12。
[0059]原料16有利地由至少70% (以摩尔计量)的乙烷形成，结合有丙烷、丁烷、石脑油和/或粗柴油。
[0060]蒸气裂化炉18能够使得原料16流动，以将原料加热到大于800°C的温度。这引起在原料16中所包含的烃分子的热裂化，以形成粗裂化气流20。
[0061]分馏设备22相继地包括冷却和压缩裂化气的冷却和压缩总成24、以及冷却和分离裂化气的上游冷却和分离总成26、下游冷却和分离总成28与中间冷却和分离总成30。
[0062]设备22此外包括在总成26到30中形成的液体处理总成32，和燃料气体的膨胀和加热总成34。
[0063]压缩总成24包括冷却步骤以及主压缩机36和副压缩机38，副压缩机布置在主压缩机36的下游。
[0064]上游冷却和分离总成26包括第一上游分离球40、上游热交换器42、乙烯制冷循环44和第二上游分离球46。
[0065]乙烯循环44包括两循环热交换器48A、48B，乙烯在其中流动。乙烯进入交换器48A中的温度小于_45°C，有利地在-45°C到_60°C之间，进入交换器48B中的温度小于_65°C，特别是在_65°C到_80°C之间。交换器48A和48B可集成在上游热交换器42中。
[0066]中间冷却和分离总成28从上游到下游包括第一中间热交换器50、第一中间分离球52、继而第二中间热交换器54和第二中间分离球56。
[0067]下游冷却和分离总成30包括下游热交换器58和用于产生燃料气流的下游分离球60。
[0068]液体处理总成32包括分馏塔62、重沸热交换器64和塔底泵66。
[0069]膨胀和加热总成34包括第一动态膨胀装置68、第二动态膨胀装置70，装置68、70每个具有至少一动态膨胀透平机68A、70A。
[0070]膨胀和加热总成34此外包括加热热交换器72、第一压缩装置74和第二压缩装置75，装置74和75每个具有至少一压缩机74A和75A，每个压缩机与第一动态膨胀装置68和第二动态膨胀装置70的各自的膨胀透平机68A，70A相联结。
[0071]加热热交换器72冷却在丙烯制冷循环78中流动的制冷流体。丙烯制冷循环78包括布置在塔底泵66下游的底部热交换器80。交换器80可集成在交换器42中。
[0072]现在将描述根据本发明的第一方法，该方法在单元10中进行实施，用于处理来自原料16的蒸气裂化的裂化气流。
[0073]开始时，主要包含乙烷的原料16被引入蒸气裂化炉18中，以被加热到大于800°C的温度和经历热裂化。
[0074]粗裂化气流20以大于800°C的温度和大于I巴的压力从蒸气裂化炉18提取出。
[0075]该裂化气流20继而被冷却和引入主压缩机36中，以被压缩到基本小于在分馏塔62中的压力的大于10巴的压力，继而被弓I入副压缩机38中，以被压缩到大于30巴的压力。
[0076]来自副压缩机38的压缩的裂化气流90继而被分离成第一重沸部分92和第二部分94。
[0077]重沸部分92被引入塔底的热交换器64中，以进行冷却和进行部分冷凝。第二部分94在与来自交换器64的重沸部分92混合以形成部分冷凝的裂化气流98之前，经过第一流量控制阀96。
[0078]在所述方法的一变型中，在分离成流92和94之前，裂化气流90可有利地部分地或全部地流经加热热交换器72，以在交换器72中冷却。
[0079]第一重沸部分92和第二部分94的摩尔比在5%到20%之间。部分冷凝的裂化气流98包含至少15% (以摩尔计量)的液体。该裂化气流的温度小于_30°C。
[0080]继而，部分冷凝的裂化气流98被引入第一上游分离球40中，以形成第一上游液体100和上游裂化气流102。
[0081]在第二流量控制阀104中经过和膨胀后，第一上游液体100在第一分离球40的底部进行提取和被引入分馏塔62的下一级NI。
[0082]在分馏塔62中的压力有利地在10巴到14巴之间。
[0083]上游裂化气流102继而被分离成第一裂化气流106和第二裂化气流108。第一气流106的摩尔流量与上游流102的摩尔流量之比大于8%。
[0084]第一气流106在上游热交换器42中被冷却到小于_63°C的温度，特别是基本在-63°C到-78 °C之间的温度。
[0085]第二气流108相继地被引入第一循环热交换器48A中，以通过与在循环44中流动的乙烯进行热交换来被冷却到小于_43°C的温度。然后，第二气流被引入第二循环热交换器48B中，以被冷却到小于_63°C的温度，特别是在-63°C到_78°C之间的温度。
[0086]在冷却后，气流106和108进行混合和形成部分冷凝的上游裂化气流110，其被引入第二上游分离球46中。
[0087]在部分冷凝的上游裂化气流110中的液体摩尔含量在30%到60%之间。在第二上游分离球46中，上游裂化气流110分离为第二上游液体112和被冷却到小于_63°C的第一温度的第一中间裂化气流114。
[0088]第二上游液体112在第二上游分离球46的底部被回收。第二上游液体在在第三流量控制阀116中经过和膨胀后形成流113，和被引入位于NI级上方的分馏塔62的N2级。
[0089]第一中间裂化气流114被引入第一中间热交换器50中，以被冷却到小于_85°C的温度，和形成部分冷凝的中间裂化气流118。中间裂化气流118的温度小于_85°C，液体含量在8% (以摩尔计量)到30% (以摩尔计量)之间。
[0090]中间裂化气流118继而被引入第一中间分离球52中，以形成第一中间液体120和第二中间裂化气流122。
[0091]第一中间液体120在分离球52的底部被回收。第一中间液体在经过第四流量控制阀124和膨胀后，在被引入位于N2级上方的分馏塔62的第三级N3之前形成流121。
[0092]在所述方法的一变型中，流113和121可在对分馏塔62进行供给之前加以合并。
[0093]第二中间气流122继而被引入第二中间热交换器54中，以被冷却到小于_105°C且在-105°C到_120°C之间的第二温度。
[0094]在第二中间热交换器54的出口，部分冷凝的第二中间流126被引入第二中间分离球56中，以被分离成第二中间液体128和下游裂化气流130。
[0095]第二中间液体128的第一部分132在第五流量控制阀134中经过和膨胀后，被引入位于N3级上方的分馏塔62的N4级。第二中间液体128的第二回流部分136在下游热交换器58中进行过冷，如在下文中将可以看到的。
[0096]下游裂化气流130继而被引入下游热交换器58中，以进行冷却和形成部分冷凝的下游裂化气流140。在下游热交换器58的出口，部分冷凝的下游裂化气流140的温度小于_125°C和特别是在-125°C到_140°C之间。
[0097]部分冷凝的下游裂化气流140继而被引入下游分离球60中，以被分离成下游液体142和用于进行膨胀的高压燃料气流144。燃料气流144包括大于75% (以摩尔计量)的氢气和小于0.5% (以摩尔计量)的C2+烃。
[0098]燃料气流144首先被引入下游热交换器58中，以通过与冷却的下游裂化气流130的对流式热交换进行加热，继而被引入第二中间热交换器54中，以特别是与第二中间裂化气流122进行对流式加热，直到大于-110°C的温度。
[0099]燃料气流144继而被引入第一下游热交换器50中，以通过与第一中间裂化气流114的热交换进行加热，直到大于_85°C的温度。
[0100]加热到大于-85°c的温度的高压燃料气流146继而被引入第一动态膨胀装置68的动态膨胀透平机68A中，以被膨胀到小于12巴的压力，和形成具有中间压力的燃料气流148。
[0101]燃料气流148的温度小于-115°c。燃料气流148从而再一次被引入下游热交换器58、第二中间热交换器54、继而第一中间热交换器50中，以相继地通过分别地与流130、流122和流114的热交换进行加热，如前文所述。燃料气流148经过交换器50、54、58在第一装置68的透平机68A和第二装置70的透平机70A之间执行。
[0102]加热的具有中间压力的燃料气流150继而被引入到第二动态膨胀装置70的动态膨胀透平机70A中，以被膨胀到小于4巴的压力和形成冷却的低压燃料气流152。
[0103]低压燃料气流152的温度从而小于_115°C，其压力小于4巴。
[0104]低压燃料气流152继而相继地被引入下游热交换器58、第二中间热交换器54、继而第一中间热交换器50中，以分别地与流130、流122和流114进行对流式加热，如前文所述。
[0105]来自第一中间热交换器50的加热的低压燃料气流154继而相继地引入上游热交换器42中，以被布置与来自第一裂化气流102的第一气流106进行热交换联系，继而被引入加热热交换器72中。
[0106]在加热热交换器72中，加热的低压燃料气流154通过与在制冷循环78中流动的丙烯制冷流体156的热交换进行加热。
[0107]来自交换器72的加热的低压燃料气流160从而具有接近大气压力的压力。
[0108]加热的低压燃料气流160继而相继地被引入第二压缩装置75的压缩机75A中，继而被引入下游压缩装置74的压缩机74A中，以形成用于对设备网进行供给的燃料流14。燃料流14的压力大于5巴。
[0109]在高压燃料气体144中的乙烯含量，如在燃料气体14中，小于0.5%(以摩尔计量)。在设备中的乙烯回收率大于99.5%。
[0110]燃料流14有利地包括大于99%的包含在粗裂化气流20中的甲烷。
[0111]下游液体142包括大于25% (以摩尔计量)的C2+烃。下游液体被引入下游热交换器58中，以被过冷到小于_120°C的温度。
[0112]在交换器58中经过之后，液体136、142进行混合和相继地被引入热换器58、54、50,42和72中，以通过与在这些交换器中流动的各自的流的热交换进行加热和蒸发。
[0113]这些液体从而形成温度大于10°C的加热的再循环气流162。气流162在主压缩机36中被再引入粗裂化气流20中。在所述方法的一变型中，液体136和142分别地被引入热交换器58、54、50、42、72中，以在被再引入粗裂化气流20中之前进行加热。
[0114]分馏塔62产生富甲烷的顶部流164和富乙烯的底部流166。
[0115]在上游热交换器42中加热后，继而在加热热交换器72中加热后，顶部流164在主压缩机36和副压缩机38之间被引入粗裂化气流20中。
[0116]来自分馏塔62的底部流166，在被引入回收热交换器80 (其可集成在交换器72中)中之前，通过泵66进行泵唧。底部流从而与形成循环制冷流体78的丙烯相接触进行加热。在交换器80中经过之后，形成富乙烯馏分12。该馏分12包括大于99.5% (以摩尔计量)的乙烯，乙烯包含在粗裂化气流20中。
[0117]根据本发明，借助于由乙烯循环44提供的制冷被冷却到小于_63°C的温度的中间裂化气流114，继而惟一地在热交换器50、54和58中，通过与高压燃料气流144、与部分膨胀的燃料气流148和与膨胀的燃料气流152的热交换，以及通过来自分离球56、60的液体142、136的加热，被冷却到小于_90°C的温度。
[0118]因此不需要在上游分离球46和下游分离球60之间设置包括-100°C热能级(通常在-95°C到_102°C之间)的乙烯制冷循环44。这降低所述方法的能量消耗和实施所述方法所需的投资。
[0119]因此，由于其富含氢气，合适的使用在下游分离球60的出口形成的高压燃料气体144的膨胀潜力和高热容量，允许极大地降低所述方法的能量消耗。因此相对于现有技术的已知的单元，对于每小时产生的每吨乙烯，可降低至少30KWh的制冷的比功率，和保留大于99.5%的乙烷回收率和产生富乙烯馏分12。
[0120]该结果通过降低设备所需的投资获得，这是因为不再需要在乙烯循环44中设置用于-100°C的热能级的特定压缩机和特定热交换器。
[0121]在一变型中，每个动态膨胀装置68包括多个动态膨胀透平机，例如2到3个动态膨胀透平机。在另一变型中，在压缩机76A、76B下游布置一附加压缩机，用于将燃料气体14压缩到更高的压力。
[0122]在其它变型中，处理单元包括如例如在文献EP 1215459中所描述的多个分馏塔。
[0123]可以注意到，如在唯一的图示上所示，在全部被引入第一动态膨胀装置68中之前，全部的高压燃料气流144相继地在下游热交换器和中间热交换器50、54中进行加热。
[0124]相同地，在全部被引入第二动态膨胀装置70中之前，来自第一动态膨胀装置68的全部的部分膨胀的燃料流148在下游交换器58中和中间交换器50、54中相继地经过。来自第二动态膨胀装置70的全部的膨胀的燃料流152继而被引入下游热交换器58中和中间热交换器50、54中。
[0125]因此，负大卡的回收是最大的，以允许气体的冷却。
[0126]此外可以注意到，分离球40、46以及52、56和60是简单的分离球，而非蒸馏球。因此，这些分离球没有塔盘或内衬。
[0127]分馏塔62是汽提塔类型的分馏塔。因此，来自分馏塔62的富甲烷的顶部流164全部被返回到粗裂化气20中，而该顶部流164的一部分没有被冷凝以回流到分馏塔62中。
[0128]此外，将下游裂化气流130冷却到第三温度所需的热功率在下游热交换器58中通过与高压燃料气流144的热交换、通过与部分膨胀的燃料流的热交换和通过与膨胀的燃料流152的热交换进行提供，而没有与在制冷循环中流动的外部制冷流体的热交换，特别是没有与在制冷循环44中流动的制冷流体的热交换。
[0129]如在上文中可以看见，因此不需要给循环44配备制冷到大约-100°C的温度制冷级，特别是在_85°C到_102°C之间的温度制冷级。
【权利要求】
1.分馏方法，其用于分馏来自烃热解设备(18)的裂化气流(20)以获取富乙烯馏分(12)和贫C2+烃的燃料流(14)，所述分馏方法包括以下步骤: -通过至少部分地与在第一外部制冷循环(44)中流动的制冷流体进行热交换，对粗裂化气流(20)进行上游冷却和部分冷凝，和在至少一上游分离球(46)中分离上游液体(112)，以形成预冷却到第一温度的中间裂化气流(114)； -在至少一中间热交换器(50，54)中对所述中间裂化气流(114)进行中间冷却和部分冷凝，和在至少一中间分离球(52，56 )中分离中间液体(120，128 )，以形成冷却到小于所述第一温度的第二温度的下游裂化气流(130)； -在至少一下游热交换器(58)中对所述下游裂化气流(130)进行下游冷却和部分冷凝，直到小于所述第二温度的第三温度； -将来自所述下游热交换器(58)的部分冷凝的下游裂化气流(140)引入下游分离器(60)中； -在所述下游分离器(60)的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气流(144)，和在所述下游分离器的底部回收富C2+烃的下游液体(142)； -使高压燃料气流(144)经过所述下游热交换器(58)和所述中间热交换器(50，54)，以形成加热的高压燃料流(146)； -使所述加热的高压燃料流(146)在至少一第一动态膨胀装置(68)中膨胀，以获得部分膨胀的燃料流(148)； -经过所述下游热交换器(58 )和所述中间热交换器(50，54)对所述部分膨胀的燃料流(148)进行加热； -对在上游冷却步骤、中间冷却步骤和下游冷却步骤时所获得的至少一液体(112，120，128)进行处理，以形成富乙烯馏分(12)； 其特征在于，所述分馏方法包括以下步骤: -使来自所述中间热交换器(50，54)的部分膨胀的燃料流(148)在第二动态膨胀装置(70)中经过，以形成膨胀的燃料流(152)； -在所述下游热交换器(58)中和所述中间热交换器(50，54)中对来自所述第二动态膨胀装置(70)的所述膨胀的燃料流(152)进行加热； -在与所述第一动态膨胀装置或/和所述第二动态膨胀装置的至少一膨胀透平机(68A，70A)相联结的至少一压缩机(76A，76B)中对加热的膨胀的燃料流(160)进行压缩，以形成所述贫C2+烃的燃料流(14)。
2.根据权利要求1所述的分馏方法，其特征在于，将所述中间裂化气流(114)冷却到所述第二温度所需的热功率在所述中间热交换器(50，54)中通过与所述高压燃料气流(144)的热交换、通过与所述部分膨胀的燃料流(148)的热交换和通过与所述膨胀的燃料流(152)的热交换进行提供，而没有与在制冷循环中流动的外部制冷流体的热交换。
3.根据权利要求2所述的分馏方法，其特征在于，将所述下游裂化气流(130)冷却到所述第三温度所需的热功率在所述下游热交换器(58)中通过与所述高压燃料气流(144)的热交换、通过与所述部分膨胀的燃料流(148)的热交换和通过与所述膨胀的燃料流(152)的热交换进行提供，而没有与在制冷循环中流动的外部制冷流体的热交换。
4.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述分馏方法包括所述下游液体(142)的回收，以及经过所述下游热交换器(58)和所述中间热交换器(50，54)所述下游液体的加热；在所述下游热交换器(58)中加热前，所述下游液体在所述下游热交换器(58)中进行过冷，继而在所述中间热交换器(50，54)中进行过冷。
5.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，来自所述中间热交换器(50,54)的全部的所述加热的高压燃料流(146)被引入所述第一动态膨胀装置(68)中，来自所述中间热交换器(50，54)的全部的加热的部分膨胀的燃料流(150)被引入所述第二动态膨胀装置(70)中。
6.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，在所述中间冷却步骤回收的所述中间液体(128)的至少一部分(136)在所述下游热交换器(58)中和在所述中间热交换器(50，54)中进行加热。
7.根据权利要求6所述的分馏方法，其特征在于，在再引入所述下游热交换器(58)中之前，在所述中间冷却步骤回收的所述中间液体(128)的至少一部分(136)在所述下游热交换器(58)中进行过冷，继而在所述中间热交换器(50，54)中进行过冷。
8.根据权利要求4到7中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述中间液体(128)的至少一部分(136)和所述下游液体(142)中的至少之一在所述下游热交换器(58)中和所述中间热交换器(50，54)中经过时蒸发，以形成回流气流(162)，在所述粗裂化气流(20)在至少一压缩机(38)中经过之前，所述回流气流(162)与所述粗裂化气流(20)进行混合。
9.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，处理步骤包括将基于所述上游液体(112)、所述中间液体(120，128)和/或所述下游液体(142)形成的至少一流(112，120，132)引入分馏塔(62)中，和在所述分馏塔(62)中产生用于形成富乙烯馏分(12)的富乙烯流(166)。
10.根据权利要求9所述的分馏方法，其特征在于，在所述处理步骤，所述上游液体(112)和所述中间液体(120)被引入所述分馏塔(62)中。
11.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，在与所述粗裂化气(20)混合前，来自所述分馏塔(62)的顶部流(164)全部被运送向上游热交换器(42)，和有利地被运送向上游加热热交换器(72)，而该顶部流(164)的一部分没有被冷凝以回流运送到所述分馏塔(62)中。
12.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述第一动态膨胀装置(68)和所述第二动态膨胀装置(70)每个包括至少一动态膨胀透平机(68A，70A)，有利地每个包括两到三个动态膨胀透平机。
13.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述高压燃料气流(144)中的氢气摩尔含量大于75%。
14.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述第一温度小于_63°C ;所述第二温度小于_85°C ;并且，所述第三温度小于_120°C。
15.根据前述权利要求中任一项所述的分馏方法，其特征在于，所述第一外部制冷循环在所述上游分离球(46)和下游分离球(60)之间没有在-95°C到_102°C之间的热能级。
16.分馏设备(22)，其用于分馏来自烃热解设备(18)的裂化气流(20)以获取富乙烯馏分(12)和贫C2+烃的燃料流(14)，所述分馏设备(22)包括: -包括至少部分地与第一外部制冷循环(44)进行热交换的热交换部件(48A，48B)的粗裂化气流(20)的上游冷却和部分冷凝部件，和包括至少一上游分离球(46)的上游液体(112)的分离部件，用以形成预冷却到第一温度的中间裂化气流(114)； -包括至少一中间热交换器(50，54)的所述中间裂化气流(I 14)的中间冷却和部分冷凝部件，和包括至少一中间分离球(52，56)的中间液体(120，128)的分离部件，用以形成冷却到小于所述第一温度的第二温度的下游裂化气流(130); -包括至少一下游热交换器(58 )的所述下游裂化气流(130 )的下游冷却和部分冷凝部件，用以冷却所述下游裂化气流(130)，直到小于所述第二温度的第三温度； -下游分离器(60)和将来自所述下游热交换器(58)的下游裂化气流(140)引入所述下游分离器(60)中的引入部件； -在所述下游分离器(60)的顶部回收贫C2+烃的高压燃料气流(144)的回收部件，和在所述下游分离器(60)的底部回收富C2+烃的下游液体(142)的回收部件； -使高压燃料气流(144)经过所述下游热交换器(58)和所述中间热交换器(50，54)的部件，用以形成加热的高压燃料流(146)； -包括至少一第一动态膨胀装置(68)的加热的高压燃料流(146)的膨胀部件，用以形成部分膨胀的燃料流(148); -经过所述下游热交换器(58)和所述中间热交换器(50，54)对部分膨胀的燃料流(148)进行加热的加热部件； -对从上游冷却部件、中间冷却部件和下游冷却部件获得的至少一液体(112，12 O，128)进行处理的处理部件，用以形成富乙烯馏分(12); 其特征在于，所述分馏设备(22)包括: -第二动态膨胀装置(70)和使来自所述中间热交换器(50，54)的部分膨胀的燃料流(148)在所述第二动态膨胀装置(70)中经过的部件，用以形成膨胀的燃料流(152)； -在所述下游热交换器(58)中和在所述中间热交换器(50，54)中对来自所述第二动态膨胀装置(70)的膨胀的燃料流(152)进行加热的加热部件； -对加热的膨胀的燃料流(160)进行压缩以形成贫C2+烃的燃料流(14)的压缩部件，所述压缩部件包括与所述第一动态膨胀装置或/和所述第二动态膨胀装置的至少一膨胀透平机(68A，70A)相联结的至少一压缩机(76A，76B)。
【文档编号】C10G70/04GK104246400SQ201080055212
【公开日】2014年12月24日 申请日期:2010年10月26日 优先权日:2009年10月27日
【发明者】J-P·洛吉耶, Y·西蒙 申请人:泰克尼普法国公司