催化裂化干气的乙烯回收系统的制作方法

本实用新型涉及一种催化裂化干气的乙烯回收系统，属于炼油辅助设施技术领域。

背景技术：

催化裂化是石油二次加工的主要方法之一。在高温和催化剂的作用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和柴油等的过程。主要反应有分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合、生焦等。与热裂化相比，其轻质油产率高，汽油辛烷值高，柴油安定性较好，并副产富含烯烃的液化气。

现有催化裂化装置的干气产率为2~5%，干气中含有氢气、乙烯、甲烷、乙烷等组分，其中乙烯浓度为15~25v%。在中小型炼厂中，催化裂化装置的干气一般作为燃料气进入燃气管网，供各装置加热炉、锅炉作为燃料，剩余燃料气则送入火炬系统烧掉，造成乙烯资源的浪费，同时也污染了环境。

技术实现要素：

本实用新型的目的在于，克服现有技术中存在的问题，提供一种催化裂化干气的乙烯回收系统，可直接生成燃料油组分、液化石油气组分。

为解决以上技术问题，本实用新型的一种催化裂化干气的乙烯回收系统，包括与催化裂化干气出口相连接的催化裂化干气管G1，所述催化裂化干气管G1的出口与水洗罐V1的入口相连，水洗罐V1的出口与胺液吸附器V2的入口相连，胺液吸附器V2的出口与原料缓冲罐V3的入口相连，原料缓冲罐V3的出口与冷干气三通管道G2相连，所述冷干气三通管道G2的上端口与第一换热器H1的冷侧入口连接，第一换热器H1的冷侧出口与第二换热器H2的冷侧入口连接，第二换热器H2的冷侧出口与原料加热炉F1的入口相连，原料加热炉F1的出口与催化反应器R1顶部的热干气入口R1a相连，催化反应器R1底部的反应物出口R1b与第二换热器H2的热侧入口连接，第二换热器H2的热侧出口与分馏塔T1下部的混合组分入口T1a相连，分馏塔T1顶部的分馏塔气相出口T1d与第一换热器H1的热侧入口连接，分馏塔T1底部的重质燃料油出口T1b经第一冷却器L1与重质燃料油泵P1的入口相连，重质燃料油泵P1的出口与重质燃料油储罐E1相连。

相对于现有技术，本实用新型取得了以下有益效果：催化裂化干气中含有氢气、乙烯、甲烷、乙烷等组分，其中乙烯浓度为15~25v%，0.5MPa、常温的催化裂化干气从催化裂化干气管G1先进入水洗罐V1中进行水洗，粗脱乙醇胺等杂质，然后进入胺液吸附器V2中进一步脱除剩余的乙醇胺，使原料干气中的氨氮含量小于100ppm后，进入原料缓冲罐V3中，原料缓冲罐V3出口的冷干气经过第一换热器H1初步预热至60℃，再经过第二换热器H2继续预热至90~100℃，进入原料加热炉F1加热至反应触发温度240～280℃，随反应深度的逐渐加深，加热炉出口温度提高至260～350℃并稳定。热干气从顶部的热干气入口R1a进入催化反应器R1中，催化反应器R1中的温度保持在260～380℃，压力保持在0.48MPa，热干气中的乙烯在催化剂作用下在催化反应器R1中发生叠合、环化、脱氢、氢转移和异构化等反应，直接生成燃料油组分和液化石油气组分。380℃催化反应器反应产物从催化反应器R1的底部排出，进入第二换热器H2的热侧，利用反应产物的热量对经过一次预热的原料干气进行二次预热，既降低了原料加热炉F1的负荷，减少其能源消耗，又使得催化反应生成的燃料油组分和液化石油气组分的温度降至245℃，进入分馏塔T1分馏，分馏塔T1的塔顶压力控制在0.45MPa，分馏塔T1的塔顶温度控制在125℃，分馏塔T1的塔底温度控制在225℃，重质燃料油组分从分馏塔T1的塔底被抽出，经第一冷却器L1冷却至40℃，用重质燃料油泵P1加压至0.5MPa，送至重质燃料油储罐E1储存，由此得到了乙烯反应并分离后的第一种产品。120℃的油气组分从分馏塔T1顶部的分馏塔气相出口T1d蒸出，进入第一换热器H1的热侧，利用油气组分的热量对常温的原料干气进行一次预热，进一步降低原料加热炉F1的负荷。本实用新型利用120℃的油气组分对原料干气进行一次预热，然后利用380℃的反应产物对原料干气进行二次预热，实现了最低温的原料干气与温度较高的油气组分换热，一次预热后的原料干气与温度更高的反应产物换热，总体呈逆流换热形式，充分利用了温度的梯度差，使两级换热都保持了较高的效率。

作为本实用新型的改进，所述催化反应器R1自上而下依次设有第一反应段、第二反应段和第三反应段，第一反应段与第二反应段之间设有第一冷干气入口R1c，第二反应段与第三反应段之间设有第二冷干气入口R1d，所述第一冷干气入口R1c和第二冷干气入口R1d分别于所述冷干气三通管道G2的下端口相连。催化反应器R1自上而下设置三个反应段，可以使干气中乙烯彻底发生催化反应；因为催化反应是放热反应，如果只能在催化反应器R1的顶部进行温度控制，随着原料气的向下流动，第一至第三反应段的温度会产生很大的差异，不利于反应的稳定进行，在第一、二反应段之间，第二、三反应段之间通入原料冷干气，可以调节催化反应器R1中各段的反应温度，防止催化反应器R1出现飞温。

作为本实用新型的进一步改进，第一换热器H1的热侧出口与第二冷却器L2的入口相连，第二冷却器L2的出口与油水分离器V4中部的油水分离器入口V4a相连，油水分离器V4下部的轻质燃料油出口V4b与轻质燃料油泵P2的入口相连，轻质燃料油泵P2的出口分别与轻质燃料油储罐E2及分馏塔T1的分馏塔塔顶回流口T1c相连；油水分离器V4的底部排水口V4c通过污水泵P3与污水处理系统W1相连。从分馏塔气相出口T1d蒸出的油气组分在第一换热器H1的热侧对原料干气进行一次预热后，温度下降至80℃，然后经第二冷却器L2冷却至40℃，进入油水分离器V4中部利用密度差进行三相分离，油水分离器V4底部的少量污水由污水泵P3送往污水处理系统W1处理，轻质燃料油组分在油水分离器V4中聚集、分离，从油水分离器V4的下部排出，再由轻质燃料油泵P2送出，一部分轻质燃料油组分作为分馏塔T1的塔顶回流从分馏塔塔顶回流口T1c进入分馏塔T1，将分馏塔T1的塔顶温度精确控制在125℃，另一部分送至轻质燃料油储罐E2储存，由此得到了乙烯反应并分离后的第二种产品。

作为本实用新型的进一步改进，油水分离器V4的顶部贫气出口V4c与贫气缓冲罐V5的下部入口相连，贫气缓冲罐V5的顶部出口与第一压缩机C1的入口相连，第一压缩机C1的出口通过第三冷却器L3与捕油器V6上部的捕油器入口V6a相连，捕油器V6底部的轻质燃料油出口V6b与油水分离器V4下部的油水分离器回流口V4d相连，所述油水分离器回流口V4d在高度方向位于所述油水分离器入口V4a与轻质燃料油出口V4b之间；捕油器V6顶部的捕油器排气口V6c通过贫气回流阀U1与贫气回流管G3相连，贫气回流管G3的出口与原料缓冲罐V3的入口相连。油水分离器V4的顶部贫气经贫气缓冲罐V5缓冲后进入第一压缩机C1压缩，第一压缩机C1将贫气增压至0.6MPa，然后经第三冷却器L3用循环水冷却至40℃，从捕油器入口V6a进入捕油器V6中，捕油器V6捕集贫气中携带的少量轻质燃料油，从捕油器V6底部的轻质燃料油出口V6b排出，并从油水分离器回流口V4d回流至油水分离器V4中，由于捕油器V6捕集的轻质燃料油中含水率极低，油水分离器V4的油水分离器回流口V4d位于油水分离器入口V4a与轻质燃料油出口V4b之间，使得捕油器V6捕集的轻质燃料油直接进入油水分离器V4的油相空间，直接通过轻质燃料油泵P2送出或回流。一部分从捕油器V6顶部排出的贫气通过贫气回流阀U1及贫气回流管G3与预处理后的原料干气混合后，共同进入原料缓冲罐V3，将进入催化反应器R1的乙烯浓度控制在10～20%，补偿原料气的浓度波动，保证回收系统的稳定运行。

作为本实用新型的进一步改进，捕油器V6顶部的捕油器排气口V6c还通过贫气排放阀U2与聚结式过滤器Y1的入口相连，聚结式过滤器Y1的出口经预热器H4与一级分离膜组X1的入口相连，一级分离膜组X1顶部的一级尾气出口X1a与二级分离膜组X2的入口相连，二级分离膜组X2的二级尾气出口X2a通过燃气管道G4与燃气管网E3相连。从捕油器排气口V6c排出的贫气还通过贫气排放阀U2进入液化石油气分离系统，先经过聚结式过滤器Y1除去夹带的液滴和杂质，再经预热器H4预热至40～50℃，进入一级分离膜组X1进行一级渗透分离，从一级尾气出口X1a排出的一级尾气进入二级分离膜组X2进行二级渗透分离，从二级尾气出口X2a排出的的二级尾气为贫轻烃组分作为分离出来的第三种产品，被送至燃气管网E3作为燃料使用；在40～50℃下丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等能够汽化，避免液相物质粘接在分离膜的表面，以提高渗透效果。

作为本实用新型的进一步改进，一级分离膜组X1的一级渗透气出口X1b与二级分离膜组X2的二级渗透气出口X2b分别与渗透气缓冲罐V7的入口相连，渗透气缓冲罐V7的出口与第二压缩机C2的入口相连，第二压缩机C2的出口与压缩气缓冲罐V8的入口相连，压缩气缓冲罐V8的出口与柴油吸收塔T2下部的吸收塔渗透气入口T2a相连，柴油吸收塔T2底部的吸收塔出口T2b与解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a相连，解吸塔T3顶部的解吸塔气相出口T3c通过第四冷却器L4与液化石油气缓冲罐V9的入口相连，液化石油气缓冲罐V9的出口与液化石油气泵P4的入口相连，液化石油气泵P4的出口与液化石油气储罐E4相连。一级分离膜组X1及二级分离膜组X2渗透出的富含轻烃的渗透气压力为 0.05MPa，从一级渗透气出口X1b与二级渗透气出口X2b分别进入渗透气缓冲罐V7，再由第二压缩机C2提压至1.0MPa成为液态，经压缩气缓冲罐V8暂存后，从吸收塔渗透气入口T2a进入柴油吸收塔T2的下部，与吸收塔塔顶进入的40℃柴油逆流接触，柴油向下流动过程中吸收渗透气中的液化石油气组分，塔底富含液化石油气组分的42℃柴油送入解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a进行喷淋解吸，液化石油气组分从解吸塔T3顶部的解吸塔气相出口T3c排出，经第四冷却器L4冷却至40℃，进入液化石油气缓冲罐V9暂存，由液化石油气泵P4抽出并升压至1.2MPa，一部分作为分离出的第四种产品被送至液化石油气储罐E4储存。

作为本实用新型的进一步改进，液化石油气泵P4的出口还通过液化石油气回流管G5与解吸塔T3塔顶的解吸塔回流口T3d相连；解吸塔T3底设有重沸器，解吸塔T3底部的解吸塔柴油出口T3b与柴油泵P5的入口相连，柴油泵P5的出口与柴油回流管G6相连，柴油回流管G6的出口与第三换热器H3的热侧入口相连，第三换热器H3的热侧出口与柴油吸收塔T2塔顶的吸收塔回流口T2d相连；柴油吸收塔T2底部的吸收塔出口T2b与第三换热器H3的冷侧入口相连，第三换热器H3的冷侧出口与解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a相连。液化石油气泵P4将液化石油气组分升压至1.2MPa并部分从解吸塔回流口T3d回流至解吸塔T3的塔顶进行喷淋，循环使用，且将解吸塔T3的塔顶温度控制在50℃。解吸塔T3底的重沸器采用0.3MPa蒸汽作为热源，控制解吸塔底的温度为102℃，柴油泵P5升压至1.2MPa送入第三换热器H3的热侧，与冷侧的富柴油进行间接换热，一方面回收热侧柴油中的热量，提高进入解吸塔入口T3a的富柴油的温度，降低解吸塔T3的能耗，另一方面使得解吸塔柴油出口T3b排出的柴油经第三换热器H3降温后进入柴油吸收塔T2塔顶的吸收塔回流口T2d，循环使用，且控制柴油吸收塔T2的塔顶温度为40℃。

作为本实用新型的进一步改进，柴油吸收塔T2顶部的吸收塔气相出口T2c通过燃气管道G4与燃气管网E3相连。柴油吸收塔T2中未被柴油吸收的剩余气体从柴油吸收塔T2顶部的吸收塔气相出口T2c排出，也作为分离出来的第三种产品，被送至燃气管网E3作为燃料使用，由此实现了资源的全部利用，实现了污染物的零排放。

作为本实用新型的进一步改进，所述原料缓冲罐V3的出口管道上安装有乙烯浓度探测仪S1，所述贫气回流阀U1的开度受控于所述乙烯浓度探测仪S1探测到的乙烯浓度值。根据乙烯浓度探测仪S1探测到的乙烯浓度值控制贫气回流阀U1的开度，将原料缓冲罐V3出口的乙烯浓度控制在10～20%，保证整个干气回收系统的稳定运行。

作为本实用新型的进一步改进，冷却水系统还包括冷却塔T4，所述冷却塔T4连接有冷却塔上水管G7和冷却塔下水管G8；冷却塔下水管G8的出口与第三冷却器L3的冷却水进口相连，第三冷却器L3的冷却水出口与所述预热器H4的热侧进口相连，所述预热器H4的热侧出口与冷却水循环泵P6的入口相连，所述冷却水循环泵P6的出口与所述冷却塔上水管G7相连。从冷却塔下水管G8流出的低温冷却水先进入第三冷却器L3对经第一压缩机C1压缩的贫气进行冷却，将贫气温度由100℃降至40℃，从第三冷却器L3的冷却水出口排出的冷却水温度高达75℃，进入预热器H4的热侧，利用该高温冷却水蕴含的热量对流经预热器H4的贫气进行预热，将贫气预热至40～50℃进入一级分离膜组X1进行一级渗透分离，既实现了高温冷却水的余热利用，又降低了冷却塔的负荷，同时对进入分离膜的贫气进行了预热，降低了整个系统的能耗。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本实用新型作进一步详细的说明，附图仅提供参考与说明用，非用以限制本实用新型。

图1为本实用新型催化裂化干气的乙烯回收系统实施例一的流程图。

图2为图1中第三换热器冷却水的余热利用系统图。

图3为本实用新型催化裂化干气的乙烯回收系统实施例二的流程图。

图4为本实用新型催化裂化干气的乙烯回收系统实施例三的流程图。

图中：V1.水洗罐；V2.胺液吸附器；V3.原料缓冲罐；V4.油水分离器；V5.贫气缓冲罐；V6.捕油器；V7.渗透气缓冲罐；V8.压缩气缓冲罐；V9.液化石油气缓冲罐；R1.催化反应器；R1a.热干气入口；R1b.反应物出口；R1c.第一冷干气入口；R1d.第二冷干气入口；F1.原料加热炉；H1.第一换热器；H2.第二换热器；H3.第三换热器；H4.预热器；T1.分馏塔；T1a.混合组分入口；T1b.重质燃料油出口；T1c.分馏塔塔顶回流口；T1d.分馏塔气相出口；T2.柴油吸收塔；T2a.吸收塔渗透气入口；T2b.吸收塔出口；T2c.吸收塔气相出口；T2d.吸收塔回流口；T3.解吸塔；T3a.解吸塔入口；T3b.解吸塔柴油出口；T3c.解吸塔气相出口；T3d.解吸塔回流口；T4.冷却塔；Y1.聚结式过滤器；L1.第一冷却器；L2.第二冷却器；L3.第三冷却器；L4.第四冷却器；C1.第一压缩机；C2.第二压缩机；P1.重质燃料油泵；P2.轻质燃料油泵；P3.污水泵；P4.液化石油气泵；P5.柴油泵；P6.冷却水循环泵；X1.一级分离膜组；X2.二级分离膜组；G1.原料气管道；G2.冷干气三通管道；G3.贫气回流管；G4.燃气管道；G5.液化石油气回流管；G6.柴油回流管；G7.冷却塔上水管；G8.冷却塔下水管；E1.重质燃料油储罐；E2.轻质燃料油储罐；E3.燃气管网；E4.液化石油气储罐；W1.污水处理系统；U1.贫气回流阀；U2.贫气排放阀；S1.乙烯浓度探测仪。

具体实施方式

如图1所示，本实用新型催化裂化干气的乙烯回收系统，包括与催化裂化干气出口相连接的催化裂化干气管G1，催化裂化干气管G1的出口与水洗罐V1的入口相连，水洗罐V1的出口与胺液吸附器V2的入口相连，胺液吸附器V2的出口与原料缓冲罐V3的入口相连，原料缓冲罐V3的出口与冷干气三通管道G2相连，冷干气三通管道G2的上端口与第一换热器H1的冷侧入口连接，第一换热器H1的冷侧出口与第二换热器H2的冷侧入口连接，第二换热器H2的冷侧出口与原料加热炉F1的入口相连，原料加热炉F1的出口与催化反应器R1顶部的热干气入口R1a相连，催化反应器R1底部的反应物出口R1b与第二换热器H2的热侧入口连接，第二换热器H2的热侧出口与分馏塔T1下部的混合组分入口T1a相连，分馏塔T1顶部的分馏塔气相出口T1d与第一换热器H1的热侧入口连接，分馏塔T1底部的重质燃料油出口T1b经第一冷却器L1与重质燃料油泵P1的入口相连，重质燃料油泵P1的出口与重质燃料油储罐E1相连。

催化裂化干气中含有氢气、乙烯、甲烷、乙烷等组分，其中乙烯浓度为15~25v%，0.5MPa、常温的催化裂化干气从催化裂化干气管G1先进入水洗罐V1中进行水洗，粗脱乙醇胺等杂质，然后进入胺液吸附器V2中进一步脱除剩余的乙醇胺，使原料干气中的氨氮含量小于100ppm后，进入原料缓冲罐V3中，原料缓冲罐V3出口的冷干气经过第一换热器H1初步预热至60℃，再经过第二换热器H2继续预热至90~100℃，进入原料加热炉F1加热至反应触发温度240～280℃，随反应深度的逐渐加深，加热炉出口温度提高至260～350℃并稳定。热干气从顶部的热干气入口R1a进入催化反应器R1中，催化反应器R1中的温度保持在260～380℃，压力保持在0.48MPa，热干气中的乙烯在催化剂作用下在催化反应器R1中发生叠合、环化、脱氢、氢转移和异构化等反应，直接生成燃料油组分和液化石油气组分。

380℃催化反应器反应产物从催化反应器R1的底部排出，进入第二换热器H2的热侧，利用反应产物的热量对经过一次预热的原料干气进行二次预热，既降低了原料加热炉F1的负荷，减少其能源消耗，又使得催化反应生成的燃料油组分和液化石油气组分的温度降至245℃，进入分馏塔T1分馏，分馏塔T1的塔顶压力控制在0.45MPa，分馏塔T1的塔顶温度控制在125℃，分馏塔T1的塔底温度控制在225℃，重质燃料油组分从分馏塔T1的塔底被抽出，经第一冷却器L1冷却至40℃，用重质燃料油泵P1加压至0.5MPa，送至重质燃料油储罐E1储存，由此得到了乙烯反应并分离后的第一种产品。

120℃的油气组分从分馏塔T1顶部的分馏塔气相出口T1d蒸出，进入第一换热器H1的热侧，利用油气组分的热量对常温的原料干气进行一次预热，进一步降低原料加热炉F1的负荷。本实用新型利用120℃的油气组分对原料干气进行一次预热，然后利用380℃的反应产物对原料干气进行二次预热，实现了最低温的原料干气与温度较高的油气组分换热，一次预热后的原料干气与温度更高的反应产物换热，总体呈逆流换热形式，充分利用了温度的梯度差，使两级换热都保持了较高的效率。

催化反应器R1自上而下依次设有第一反应段、第二反应段和第三反应段，第一反应段与第二反应段之间设有第一冷干气入口R1c，第二反应段与第三反应段之间设有第二冷干气入口R1d，第一冷干气入口R1c和第二冷干气入口R1d分别于冷干气三通管道G2的下端口相连。催化反应器R1自上而下设置三个反应段，可以使干气中乙烯彻底发生催化反应；因为催化反应是放热反应，如果只能在催化反应器R1的顶部进行温度控制，随着原料气的向下流动，第一至第三反应段的温度会产生很大的差异，不利于反应的稳定进行，在第一、二反应段之间，第二、三反应段之间通入原料冷干气，可以调节催化反应器R1中各段的反应温度，防止催化反应器R1出现飞温。

第一换热器H1的热侧出口与第二冷却器L2的入口相连，第二冷却器L2的出口与油水分离器V4中部的油水分离器入口V4a相连，油水分离器V4下部的轻质燃料油出口V4b与轻质燃料油泵P2的入口相连，轻质燃料油泵P2的出口分别与轻质燃料油储罐E2及分馏塔T1的分馏塔塔顶回流口T1c相连；油水分离器V4的底部排水口V4c通过污水泵P3与污水处理系统W1相连。

从分馏塔气相出口T1d蒸出的油气组分在第一换热器H1的热侧对原料干气进行一次预热后，温度下降至80℃，然后经第二冷却器L2冷却至40℃，进入油水分离器V4中部利用密度差进行三相分离，油水分离器V4底部的少量污水由污水泵P3送往污水处理系统W1处理，轻质燃料油组分在油水分离器V4中聚集、分离，从油水分离器V4的下部排出，再由轻质燃料油泵P2送出，一部分轻质燃料油组分作为分馏塔T1的塔顶回流从分馏塔塔顶回流口T1c进入分馏塔T1，将分馏塔T1的塔顶温度精确控制在125℃，另一部分送至轻质燃料油储罐E2储存，由此得到了乙烯反应并分离后的第二种产品。

油水分离器V4的顶部贫气出口V4c与贫气缓冲罐V5的下部入口相连，贫气缓冲罐V5的顶部出口与第一压缩机C1的入口相连，第一压缩机C1的出口通过第三冷却器L3与捕油器V6上部的捕油器入口V6a相连，捕油器V6底部的轻质燃料油出口V6b与油水分离器V4下部的油水分离器回流口V4d相连，油水分离器回流口V4d在高度方向位于油水分离器入口V4a与轻质燃料油出口V4b之间；捕油器V6顶部的捕油器排气口V6c通过贫气回流阀U1与贫气回流管G3相连，贫气回流管G3的出口与原料缓冲罐V3的入口相连。

油水分离器V4的顶部贫气经贫气缓冲罐V5缓冲后进入第一压缩机C1压缩，第一压缩机C1将贫气增压至0.6MPa，然后经第三冷却器L3用循环水冷却至40℃，从捕油器入口V6a进入捕油器V6中，捕油器V6捕集贫气中携带的少量轻质燃料油，从捕油器V6底部的轻质燃料油出口V6b排出，并从油水分离器回流口V4d回流至油水分离器V4中，由于捕油器V6捕集的轻质燃料油中含水率极低，油水分离器V4的油水分离器回流口V4d位于油水分离器入口V4a与轻质燃料油出口V4b之间，使得捕油器V6捕集的轻质燃料油直接进入油水分离器V4的油相空间，直接通过轻质燃料油泵P2送出或回流。一部分从捕油器V6顶部排出的贫气通过贫气回流阀U1及贫气回流管G3与预处理后的原料干气混合后，共同进入原料缓冲罐V3，将进入催化反应器R1的乙烯浓度控制在10～20%，补偿原料气的浓度波动，保证回收系统的稳定运行。

捕油器V6顶部的捕油器排气口V6c还通过贫气排放阀U2与聚结式过滤器Y1的入口相连，聚结式过滤器Y1的出口经预热器H4与一级分离膜组X1的入口相连，一级分离膜组X1顶部的一级尾气出口X1a与二级分离膜组X2的入口相连，二级分离膜组X2的二级尾气出口X2a通过燃气管道G4与燃气管网E3相连。从捕油器排气口V6c排出的贫气还通过贫气排放阀U2进入液化石油气分离系统，先经过聚结式过滤器Y1除去夹带的液滴和杂质，再经预热器H4预热至40～50℃，进入一级分离膜组X1进行一级渗透分离，从一级尾气出口X1a排出的一级尾气进入二级分离膜组X2进行二级渗透分离，从二级尾气出口X2a排出的的二级尾气为贫轻烃组分作为分离出来的第三种产品，被送至燃气管网E3作为燃料使用。

一级分离膜组X1的一级渗透气出口X1b与二级分离膜组X2的二级渗透气出口X2b分别与渗透气缓冲罐V7的入口相连，渗透气缓冲罐V7的出口与第二压缩机C2的入口相连，第二压缩机C2的出口与压缩气缓冲罐V8的入口相连，压缩气缓冲罐V8的出口与柴油吸收塔T2下部的吸收塔渗透气入口T2a相连，柴油吸收塔T2底部的吸收塔出口T2b与解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a相连，解吸塔T3顶部的解吸塔气相出口T3c通过第四冷却器L4与液化石油气缓冲罐V9的入口相连，液化石油气缓冲罐V9的出口与液化石油气泵P4的入口相连，液化石油气泵P4的出口与液化石油气储罐E4相连。

一级分离膜组X1及二级分离膜组X2渗透出的富含轻烃的渗透气压力为 0.05MPa，从一级渗透气出口X1b与二级渗透气出口X2b分别进入渗透气缓冲罐V7，再由第二压缩机C2提压至1.0MPa成为液态，经压缩气缓冲罐V8暂存后，从吸收塔渗透气入口T2a进入柴油吸收塔T2的下部，与吸收塔塔顶进入的40℃柴油逆流接触，柴油向下流动过程中吸收渗透气中的液化石油气组分，塔底富含液化石油气组分的42℃柴油送入解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a进行喷淋解吸，液化石油气组分从解吸塔T3顶部的解吸塔气相出口T3c排出，经第四冷却器L4冷却至40℃，进入液化石油气缓冲罐V9暂存，由液化石油气泵P4抽出并升压至1.2MPa，一部分作为分离出的第四种产品被送至液化石油气储罐E4储存。

液化石油气泵P4的出口还通过液化石油气回流管G5与解吸塔T3塔顶的解吸塔回流口T3d相连；解吸塔T3底设有重沸器，解吸塔T3底部的解吸塔柴油出口T3b与柴油泵P5的入口相连，柴油泵P5的出口与柴油回流管G6相连，柴油回流管G6的出口与第三换热器H3的热侧入口相连，第三换热器H3的热侧出口与柴油吸收塔T2塔顶的吸收塔回流口T2d相连；柴油吸收塔T2底部的吸收塔出口T2b与第三换热器H3的冷侧入口相连，第三换热器H3的冷侧出口与解吸塔T3中部的解吸塔入口T3a相连。

液化石油气泵P4将液化石油气组分升压至1.2MPa并部分从解吸塔回流口T3d回流至解吸塔T3的塔顶进行喷淋，循环使用，且将解吸塔T3的塔顶温度控制在50℃。解吸塔T3底的重沸器采用0.3MPa蒸汽作为热源，控制解吸塔底的温度为102℃，柴油泵P5升压至1.2MPa送入第三换热器H3的热侧，与冷侧的富柴油进行间接换热，一方面回收热侧柴油中的热量，提高进入解吸塔入口T3a的富柴油的温度，降低解吸塔T3的能耗，另一方面使得解吸塔柴油出口T3b排出的柴油经第三换热器H3降温后进入柴油吸收塔T2塔顶的吸收塔回流口T2d，循环使用，且控制柴油吸收塔T2的塔顶温度为40℃。

柴油吸收塔T2顶部的吸收塔气相出口T2c通过燃气管道G4与燃气管网E3相连。柴油吸收塔T2中未被柴油吸收的剩余气体从柴油吸收塔T2顶部的吸收塔气相出口T2c排出，也作为分离出来的第三种产品，被送至燃气管网E3作为燃料使用，由此实现了资源的全部利用，实现了污染物的零排放。

原料缓冲罐V3的出口管道上安装有乙烯浓度探测仪S1，贫气回流阀U1的开度受控于乙烯浓度探测仪S1探测到的乙烯浓度值。根据乙烯浓度探测仪S1探测到的乙烯浓度值控制贫气回流阀U1的开度，将原料缓冲罐V3出口的乙烯浓度控制在10～20%，保证整个干气回收系统的稳定运行。

如图2所示，各冷却器均采用冷却水作为介质，冷却水系统设有冷却塔T4，冷却塔T4连接有冷却塔上水管G7和冷却塔下水管G8；冷却塔下水管G8的出口与第三冷却器L3的冷却水进口相连，第三冷却器L3的冷却水出口与预热器H4的热侧进口相连，预热器H4的热侧出口与冷却水循环泵P6的入口相连，冷却水循环泵P6的出口与冷却塔上水管G7相连。

从冷却塔下水管G8流出的低温冷却水先进入第三冷却器L3对经第一压缩机C1压缩的贫气进行冷却，将贫气温度由100℃降至40℃，从第三冷却器L3的冷却水出口排出的冷却水温度高达75℃，进入预热器H4的热侧，利用该高温冷却水蕴含的热量对流经预热器H4的贫气进行预热，将贫气预热至40～50℃进入一级分离膜组X1进行一级渗透分离，既实现了高温冷却水的余热利用，又降低了冷却塔的负荷，同时对进入分离膜的贫气进行了预热，降低了整个系统的能耗。

图3所示为本实用新型的另一种实施例，原料缓冲罐V3出口的冷干气不经过第一换热器H1，只经过第二换热器H2进行换热。其余与实施例一相同。

图4所示为本实用新型的又一种实施例，第三换热器H3的冷侧不与吸收塔排出的富柴油进行间接换热，而是通入冷却水对解吸塔柴油出口T3b排出的柴油进行冷却，其余与实施例一相同。

以上所述仅为本实用新型之较佳可行实施例而已，非因此局限本实用新型的专利保护范围。除上述实施例外，本实用新型还可以有其他实施方式。凡采用等同替换或等效变换形成的技术方案，均落在本实用新型要求的保护范围内。本实用新型未经描述的技术特征可以通过或采用现有技术实现，在此不再赘述。