CN112760120B - 一种油气回收的方法和装置 - Google Patents
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Abstract
本发明属于化工领域，具体公开了一种油气回收的方法和装置，该方法流程简单，操作条件缓和，冷量消耗少，利用较少的设备就能实现对汽油、碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收，尤其可实现碳二、碳三以及碳四组分的高效分离回收；且本发明采用气相和液相分别脱硫、脱硫醇，气相在高压下脱硫及脱硫醇，其设备体积较小，投资较低，且脱硫效果好。
Description
技术领域
本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气回收的方法和装置，更具体地涉及了催化裂化、催化裂解及延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气回收的装置及方法。
背景技术
轻烃是指将石油化工工艺中得到甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、碳四等组分，轻烃分离工艺一直是石油化工工艺关注的重点。其中，碳二、碳三和碳四之间的分离工艺比较成熟，通常采用精馏的方法。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。所以说，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。
现有催化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。由于催化裂化工艺干气收率较高，且干气中C2组分的含量可达25～40wt％，且主要是乙烯和乙烷，乙烯可以用作生产聚乙烯、苯乙烯等，乙烷可作为作为裂解生产乙烯，其循环裂解乙烯收率高达80％，且富产氢气。因此，回收干气中C2资源备受关注。通常，回手的碳二资源可以送至乙烯装置分离单元得到乙烯和乙烷，也可以送至下游装置制取乙苯/苯乙烯。现有工艺侧重于采用吸收法来回收干气中的碳二，该工艺方法存在以下不足：
(1)干气和碳四组分存在二次分离：在吸收稳定部分将干气和液化气组分进行分离，在碳二回收部分又采用碳四来吸收碳二，碳四和干气再次混合，然后再进行分离。
(2)吸收稳定系统采用稳定汽油作为吸收剂，来回收液化气组分，由于催化裂化工艺液化气组分收率较高，汽油在汽油吸收塔、乙烷脱吸塔和稳定塔之间进行循环，且循环量较大，乙烷脱吸塔和稳定塔底温位较高，塔底重沸器热负荷较大，能耗较高。
(3)整个工艺流程较长，相应增加了投资和能耗。
(4)当回收的碳二产品送至乙烯装置分离单元时，碳二产品中带的部分丙烯等重组分可以通过乙烯分离单元进行回收；但当回收的碳二产品送至下游制乙苯时，其中含有的丙烯组分会给制乙苯带来诸多不利影响，不仅会大幅增加苯的消耗量，还会直接影响乙苯及苯乙烯产品的质量。由于碳二组分的沸点较低，将碳二和碳三组分分开，通常需要达到-5～-20℃的温度，为此，需要进行脱水及脱CO2处理，且需要更低温度级别的冷剂，投资和能耗较大。
(5)现有工艺对经过吸收稳定后干气和液化气进行脱硫及脱硫醇，H2S和硫醇在整个吸收稳定系统内进行循环，可能会带来相关腐蚀问题，且整个吸收稳定系统存在H2S泄露可能带来的安全问题。
为了在较缓和的操作条件下回收催化裂化工艺中的C2/C3/C4等轻烃组分，同时使回收的碳二组分中基本不带丙烯，并简化分离流程，降低投资和能耗，提出本发明。
发明内容
本发明的目的是一种工艺流程简单，操作条件缓和的油气回收的方法和装置，通过该方法可实现稳定汽油、碳二、碳三以及碳四组分的高效分离和回收，由于本发明利用混合碳四或丙烷作为分离碳二组分的吸收剂，使分离出来的碳二组分基本不带丙烯，不仅可以降低下游制乙苯装置苯的消耗及能耗，而且可确保乙苯及苯乙烯产品的质量；同时本发明采用气相和液相分别进行脱硫、脱硫醇，脱硫效果更好，操作更加灵活。
为了实现上述目的，本发明提供一种油气回收的方法，该方法包括：
(1)第一气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ，脱丁烷塔的至少部分塔底液相作为稳定汽油产品采出；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；同时分离出含硫污水送出至污水汽提；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内采用碱液脱除硫醇及少量H2S和CO2后送至冷却器；
(5)液相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔内采用贫胺液脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器内采用碱液脱除硫醇及少量H2S和CO2后送至冷却器；
(6)冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器内进行混合及冷却后送至进料罐；
(7)进料：来自冷却器的混合物流在进料罐内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至分离单元；
(8)吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐罐顶的气相中的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，塔底液相返回至冷却器；
(9)分离：来自进料罐罐底的液相在分离单元内进行轻烃分离，轻烃分离方法包括以下三种方式之一：
方式一：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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以丙烷为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相全部作为C4产品采出，或者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：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相中一部分经加热后作为丙烷吸收剂送至脱乙烷塔以及任选的吸收塔，其余部分作为C4产品采出；
方式三：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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，一部分经冷却后作为混合C4吸收剂送至脱乙烷塔，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以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相全部作为C4产品采出，或者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。
本发明使用范围广泛，化工生产中常见的催化裂化、催化裂解、延迟焦化等气体收率较高的工艺中的油气(包括H2、C1-C4、汽油组分及少量非烃组分)均可使用本发明的装置进行回收。
本发明中，来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经泵增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至气液分离罐Ⅱ，其中，压缩机分为多段。油气在脱丁烷塔中分离出稳定汽油，使汽油产品提前分离出，不在进入到下游的轻烃分离系统中，充分利用了二段压缩后富气的热量，可以大幅降低工艺能耗，优选地，所述脱丁烷塔塔顶的操作温度为55～85℃，塔底操作温度为160～210℃，操作压力为1.0～1.35MPaG；所述稳定汽油的初馏点为30～45℃，40℃下饱和蒸汽压为55～85kPaA。
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和CO2及碱洗脱硫醇。由于高压下气相脱硫、脱硫醇的效果更好，且在高压下脱硫设备的体积较小，本发明中将气液分离罐Ⅱ内压缩后的气相和增压后的液相进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂。优选地，所述气液分离罐Ⅱ的操作温度为35～45℃，操作压力为2.3～2.9MPaG。经过再次气液平衡后，由于分离出的气相中重质烃(C3及C4)含量较少，进行脱硫时，被冷凝到胺液中的重质烃量也很少，可有效避免脱硫单元的胺液发泡等问题，确保装置的平稳运行。
本发明中，为了满足相关产品回收的要求，优选地，气相和液相胺洗脱H2S和CO2均采用复合胺液溶剂(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10ppmw，CO2的脱除效率可达到90～95wt％，有效地降低进入碱洗脱硫醇反应器物流中CO2的含量，进而降低碱液消耗。气相和液相经过胺洗后，送至碱洗进一步脱除杂质，可将H2S脱除至1ppmw，硫醇硫脱除至10ppmw，并将CO2脱除至100～200ppmw。
根据本发明，优选地，所述富气脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；所述液态烃脱硫塔的操作温度为35～45℃，操作压力为3.0～3.5MPaG。
本发明中，经过杂质脱除的气相组分和液相组分在送入进料罐前还需经过冷却，冷却下来的液相与经过冷却、压缩后的气相均被送至进料罐中，优选地，所述进料罐的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG。
根据本发明，优选地，所述吸收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。本发明中，吸收塔采用的吸收剂混合C4吸收剂来自脱丙烷塔塔底，是系统内自有平衡的C4组分，不需要从系统外引入。
本发明中，采用了二次脱丙烷流程，脱丙烷塔Ⅰ采用模糊分离，降低碳三/碳四组分的分离精度要求，部分碳四组分被分离至塔顶，可降低脱丙烷塔Ⅰ的回流比，从而降低能耗；同时脱丙烷塔Ⅰ和脱丙烷塔Ⅱ底可以分别得到以正丁烷、丁烯-2(包括顺丁烯和反丁烯)为主的重碳四组分和以异丁烷、异丁烯和丁烯-1为主的轻碳四组分，其中，重碳四组合可以与轻碳四组分进行混合后作为碳四产品，也可以单独进行利用，重碳四组分可以送至下游叠合等碳四加工装置进行利用，轻碳四组分可以送至下游烷基化装置进行利用。
当脱乙烷塔采用丙烷吸收剂或混合C4吸收剂进行C2组分分离时，分离出来的C2组分中基本不夹带丙烯，仅含有15～18mol％的丙烷或者10～13mol％的C4，此时，脱乙烷塔塔顶最低温度仅为15℃，不再需要设置温度级别更低的制冷系统和干燥设施，常规溴化锂制冷即可满足要求。由于C2组分中丙烯含量大幅降低，可将其直接送至制乙苯，不需要设置其它杂质脱除设施，优选地，所述脱乙烷塔塔顶的操作温度为15～30℃，操作压力为2.6～3.2MPaG；所述丙烷吸收剂和/或混合C4吸收剂来自系统内自平衡的丙烷和/或混合C4组分，无需从系统外引入。
本发明中，优选地，步骤(9)所述分离还包括丙烯精馏，可以将分离出的混合C3组分进一步精馏，得到丙烯产品和丙烷产品，分离方式包括以下两种方式之一：
在方式一中：
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ塔顶的气相在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相至少一部分作为丙烷产品采出，其余部分经加热后作为丙烷吸收剂送至脱乙烷塔；
在方式二与方式三中：
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ塔顶的气相在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出。
其中，所述丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG。
为了进一步回收吸收塔塔顶物流中夹带的混合C4吸收剂，优选地，所述方法还包括：
(10)吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以部分步骤(2)中采出的稳定汽油产品产品作为吸收剂吸收来自吸收塔塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3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，进一步优选地，所述吸收剂回收塔的操作温度为15～40℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。
本发明另一方面提供一种油气回收的装置，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、脱丁烷塔、压缩机II、冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、富气脱硫塔、富气碱洗塔、液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ、进料罐、吸收塔、分离单元；
其中，油气进料管线与气液分离罐I入口连接，气液分离罐I罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅰ以及气液分离罐Ⅱ连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ连接，脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器Ⅱ连接，罐底依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ连接；
富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ与进料罐连接；
进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与分离单元连接；
吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器Ⅱ连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔Ⅰ以及脱丙烷塔Ⅱ；所述分离单元的连接方式包括以下三种方式之一：
方式一：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有丙烷吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3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；
方式二：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有混合碳四吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3采出管线，塔底设有三支采出管线，其中一支与混合C4吸收剂进料管线连接，一支与丙烷吸收剂进料管线连接；
方式三：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为三支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线，一支与混合C4吸收剂进料管线连接，一支作为混合C4采出管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3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。
根据本发明，优选地，所述分离单元还包括丙烯精馏塔；且在连接方式一中，所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶与丙烯精馏塔连接，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线，所述丙烷产品采出管线分为两支，其中一支作为丙烷吸收剂进料管线；在连接方式二与方式三中，所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶与丙烯精馏塔连接，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
根据本发明，优选地，所述下游装置还包括吸收剂回收塔；所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，所述脱丁烷塔底稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为所述稳定汽油吸收剂进料管线。
本发明中为了维持全塔操作温度均匀，确保吸收效果，优选地，所述吸收塔设置有2～5个中段回流，且吸收塔塔顶不须设置冷凝器，塔底不须设重沸器，来自进料罐的气相从吸收塔塔底进料，吸收剂从塔顶部进料。
根据本发明，优选地，脱甲烷塔塔顶不设冷凝器，塔底设置重沸器，来自进料罐的液相从脱甲烷塔塔顶进料；所述装置不包括脱水装置。
根据本发明，脱丙烷塔I塔底物料主要是正丁烷、顺丁烯、反丁烯等较重的碳四组分，脱丙烷塔II塔底物料则主要是异丁烷、正丁烯、异丁烯等较轻的碳四组分，这两个不同组成的碳四可以混合后作为混合碳四产品，也可以根据下游需要，分别作为重碳四组分和轻碳四组分送至叠合、烷基化及其它碳四加工等装置进一步利用。所以，当需要分离轻碳四和重碳四组分时，本发明的技术优势将更加明显。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)本发明中，采用脱丁烷塔前置，首先将C4及C4以下的组分与汽油组分进行分离，不再需要采用汽油循环吸收液化气组分，汽油循环量大幅降低，降低了整个分离流程的能耗。
(2)本发明采用了二次脱丙烷流程，脱丙烷塔Ⅰ采用模糊分离，降低碳三/碳四组分的分离精度要求，部分碳四组分被分离至塔顶，可降低脱丙烷塔Ⅰ的回流比，从而降低能耗；同时，脱丙烷塔Ⅰ和脱丙烷塔Ⅱ底可以分别得到重碳四组分和轻碳四组分，有利于碳四组分的综合利用。
(3)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油气中轻烃的分离及回收，尤其可实现C2、C3以及C4组分的高效分离回收，且碳二与各组分之间不存在二次分离过程；同时可保证碳二组分总回收率达98wt％以上，碳三组分的回收率达99wt％以上，回收的碳二中甲烷含量不大于1vol％，回收的碳三组分中乙烷含量不大于200ppmw。
(4)本发明的脱乙烷塔采用丙烷或混合C4吸收剂进行C2组分的分离，分离出来的C2组分中基本不含丙烯，可直接送至下游装置制取乙苯/苯乙烯，且丙烷或混合C4吸收剂来自系统内自有，无需从系统外引入，节约了能耗。
(5)本发明在浅冷的条件下即实现了碳二及丙烯等组分的高效回收，且回收的碳二产品基本不带丙烯；回收的碳二产品可直接送至下游制乙苯/苯乙烯，可降低下游制乙苯/苯乙烯的能耗，降低苯的消耗量，确保乙苯及苯乙烯产品的质量。同时，浅冷条件下不需脱水及脱CO2等杂质，也不需要更低温度级别的冷剂，可进一步降低投资和消耗。
(6)本发明中吸收剂回收塔塔顶回收的干气中杂质较少，C2以及C2以上的组分含量不大于2vol％，氢气的压力为1.9～3.4MPa，纯度可达40～70mol％，通过变压吸附的方法便可直接回收氢气资源。
(7)本发明对气相和液相分别脱硫、脱硫醇，由于气相在较高压力下脱硫，其设备体积较小，投资较低，且脱硫效果好；同时气相中的重质烃含量减少，可防止重质烃冷凝到胺液中，可以有效避免由于胺液发泡导致的脱硫装置泡沫夹带，确保装置的平稳运行。
(8)本发明中硫化氢和硫醇在进入吸收塔之前被脱除，不会被带至轻烃回收部分，避免硫化氢带来的轻烃回收部分相关腐蚀问题，同时下游硫化氢浓度大幅降低，提高安全性。由于硫化氢和二氧化碳提前分离，降低了轻烃回收系统的负荷和能耗，同时，由于CO2被脱除，提高了采出产品的质量。
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中油气回收的工艺流程图。
图2示出了本发明实施例2中油气回收的工艺流程图。
图3示出了本发明实施例3中油气回收的工艺流程图。
附图标记说明：
1、气液分离罐I；2、压缩机I一段；3、压缩机I二段；4、脱丁烷塔；5、压缩机II；6、冷却器Ⅰ；7、气液分离罐Ⅱ；8、富气脱硫塔；9、富气碱洗塔；10、液态烃脱硫塔；11、液态烃脱硫醇反应器；12、冷却器Ⅱ；13、进料罐；14、吸收塔；15、脱甲烷塔；16、脱丙烷塔Ⅰ；17、脱乙烷塔；18、杂质处理单元；19、脱丙烷塔Ⅱ；20、丙烯精馏塔；21、吸收剂回收塔；
S1、油气；S2、贫胺液；S3、富胺液；S4、碱液；S5、再生碱液；S6、C4吸收剂；S7、丙烷回流；S8、干气；S9、混合C2产品；S10、丙烯产品；S11、丙烷产品；S12、稳定汽油产品；S13、C4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，油气中C5+组分的性质如表2所示：
表1
表2
| 项目 | 数值 |
| 密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> | 0.753 |
| D86曲线，v％ | 温度，℃ |
| 0 | 35.0 |
| 5 | 44.1 |
| 10 | 52.0 |
| 30 | 73.0 |
| 50 | 95.0 |
| 70 | 128.0 |
| 90 | 177.0 |
| 95 | 188.7 |
| 100 | 200.0 |
实施例1
油气回收的装置包括：
油气进料管线、气液分离罐I1、压缩机I、脱丁烷塔4、压缩机II 5、冷却器Ⅰ6、气液分离罐Ⅱ7、富气脱硫塔8、富气碱洗塔9、液态烃脱硫塔10、液态烃脱硫醇反应器11、冷却器Ⅱ12、进料罐13、吸收塔14、脱甲烷塔15、脱丙烷塔Ⅰ16、脱乙烷塔17、杂质处理单元18、脱丙烷塔Ⅱ19、丙烯精馏塔20、吸收剂回收塔21；
其中，油气进料管线与气液分离罐I1入口连接，气液分离罐I1罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔4连接，罐底与脱丁烷塔4连接；
脱丁烷塔4塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II 5、冷却器Ⅰ6以及气液分离罐Ⅱ7连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ7连接，脱丁烷塔4塔底设置稳定汽油采出管线，该采出管线分为两支，其中一支作为稳定汽油吸收剂进料管线；
气液分离罐Ⅱ7罐顶依次与富气脱硫塔8、富气碱洗塔9、冷却器Ⅱ12连接，罐底依次与液态烃脱硫塔10、液态烃脱硫醇反应器11、冷却器Ⅱ12连接；
富气脱硫塔8上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔9塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ12与进料罐13连接；
进料罐13罐顶与吸收塔14连接，罐底与脱甲烷塔15连接；
吸收塔14塔顶与吸收剂回收塔21连接，塔底与冷却器Ⅱ12连接，吸收塔14上部设有混合C4吸收剂进料管线；
脱甲烷塔15塔顶与冷却器Ⅱ12连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ16连接；
脱丙烷塔Ⅰ16上部与脱乙烷塔17连接，塔底设有混合C4产品采出管线，混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
脱乙烷塔17塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ19连接，脱丙烷塔Ⅱ19上部设有丙烷吸收剂进料管线；
脱丙烷塔Ⅱ19塔顶与丙烯精馏塔20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；
丙烯精馏塔20塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线，丙烷产品采出管线分为两支，其中一支作为丙烷吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔21塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔4连接，吸收剂回收塔21上部设有稳定汽油吸收剂进料管线。
采用上述装置进行油气回收，回收流程如图1所示：
(1)第一气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ1进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔4，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔4；
(2)脱丁烷：来自步骤(1)的气相和液相进入脱丁烷塔4，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ7，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ7，脱丁烷塔4的至少部分塔底液相作为稳定汽油产品S12采出；脱丁烷塔4塔顶的操作温度为55～85℃，塔底操作温度为160～210℃，操作压力为1.0～1.35MPaG；稳定汽油的初馏点为30～45℃，40℃下饱和蒸汽压为55～85kPaA；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ7内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；气液分离罐Ⅱ7的操作温度为35～45℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ7分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔8内以贫胺液S2为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔9内采用碱液S4为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器Ⅱ12；富气脱硫塔9的操作温度为35～45℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
(5)液相除杂：气液分离罐Ⅱ7分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔10内采用贫胺液S2脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器11内采用碱液S4脱除硫醇后送至冷却器Ⅱ12；液态烃脱硫塔10的操作温度为35～45℃，操作压力为3.0～3.5MPaG；
(6)冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器Ⅱ12内进行混合及冷却后送至进料罐13；
(7)进料：来自冷却器Ⅱ12的混合物流在进料罐13内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔14，罐底液相送至脱甲烷塔15；进料罐13的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
(8)吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐13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14塔顶气相送至吸收剂回收塔21，塔底液相返回至冷却器Ⅱ12；吸收塔14的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG；
(9)分离：
脱甲烷：来自进料罐13罐底的液相在脱甲烷塔15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15塔顶气相经冷却后返回进料罐13，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅰ16；
脱丙烷Ⅰ：来自脱甲烷塔15塔底的液相组分在脱丙烷塔Ⅰ16内进行分离，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔17，塔底液相中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔14，其余部分作为C4产品S13采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔Ⅰ16塔顶的气相在脱乙烷塔17内以丙烷为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分经过杂质处理后，然后作为混合C2产品S9采出，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅱ19进一步分离；脱乙烷塔17塔顶的操作温度为15～30℃，操作压力为2.6～3.2MPaG；
脱丙烷Ⅱ：来自脱乙烷塔17塔底的液相在脱丙烷塔Ⅱ19内进一步分离，分离出来的塔顶气相送至丙烯精馏塔20，塔底液相全部作为C4产品S13采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ19塔顶的气相在丙烯精馏塔20内进一步精馏，丙烯精馏塔20塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S10采出，塔底液相至少一部分作为丙烷产品S11采出，其余部分经冷却后作为丙烷吸收剂送至脱乙烷塔17；丙烯精馏塔20的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
(10)吸收剂回收：吸收剂回收塔21内，以部分步骤(2)中采出的稳定汽油产品S12作为吸收剂吸收来自吸收塔14塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3组分，吸收剂回收塔21塔顶气相作为干气S8采出，塔底液相返回至脱丁烷塔4；其中，吸收剂回收塔的15～40℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。
本实施例中，将碳四组分分离为轻碳四和重碳四组分，且轻碳四和重碳四组分之间不混合。其中，回收的各产品组成和流量如表3、表4：
表3
表4
实施例2
采用如图2所示的工艺流程对油气进行回收，与实施例1存在的不同在于：分离步骤中，脱甲烷：来自进料罐13罐底的液相在脱甲烷塔15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15塔顶气相经冷却后返回进料罐13，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅰ16；
脱丙烷Ⅰ：来自脱甲烷塔15塔底的液相组分在脱丙烷塔Ⅰ16内进行分离，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔17，塔底液相中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔14，其余部分作为C4产品S13采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔Ⅰ16塔顶的气相在脱乙烷塔17内以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分经过杂质处理后，然后作为混合C2产品S9采出，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅱ19进一步分离；脱乙烷塔17塔顶的操作温度为15～30℃，操作压力为2.6～3.2MPaG；
脱丙烷Ⅱ：来自脱乙烷塔17塔底的液相在脱丙烷塔Ⅱ19内进一步分离，分离出来的塔顶气相送至丙烯精馏塔20，塔底液相一部分经冷却后作为吸收剂送至脱乙烷塔17，其余部分作为C4产品S13采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ19塔顶的气相在丙烯精馏塔20内进一步精馏，丙烯精馏塔20塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S10采出，塔底液相作为丙烷产品S11采出；丙烯精馏塔20的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG。
本实施例中，将碳四组分分离为轻碳四和重碳四组分，且将轻碳四和重碳四组分进行混合，即只得到一个混合碳四产品。其中，所回收的各产品组成、流量和性质见表5、表6。
表5
表6
| 项目 | 数值 |
| 密度(20℃)，g/cm<sup>3</sup> | 0.7538 |
| D86曲线，v％ | 温度，℃ |
| 0 | 35.1 |
| 5 | 44.3 |
| 10 | 52.0 |
| 30 | 72.5 |
| 50 | 96.0 |
| 70 | 127.6 |
| 90 | 177.0 |
| 95 | 188.7 |
| 100 | 199.7 |
实施例3
采用如图3所示的工艺流程对油气进行回收，与实施例1存在的不同在于：分离步骤中，脱甲烷：来自进料罐13罐底的液相在脱甲烷塔15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15塔顶气相经冷却后返回进料罐13，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅰ16；
脱丙烷Ⅰ：来自脱甲烷塔15塔底的液相组分在脱丙烷塔Ⅰ16内进行分离，分离出来的塔顶气相送至脱乙烷塔17，塔底液相中的至少一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔14，一部分经冷却后作为混合C4吸收剂送至脱乙烷塔17，其余部分作为C4产品S13采出；
脱乙烷：来自脱丙烷塔Ⅰ16塔顶的气相在脱乙烷塔17内以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分经过杂质处理后，然后作为混合C2产品S9采出，塔底液相送至脱丙烷塔Ⅱ19进一步分离；脱乙烷塔17塔顶的操作温度为15～30℃，操作压力为2.6～3.2MPaG；
脱丙烷Ⅱ：来自脱乙烷塔17塔底的液相在脱丙烷塔Ⅱ19内进一步分离，分离出来的塔顶气相送至丙烯精馏塔20，塔底液相全部作为C4产品S13采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ19塔顶的气相在丙烯精馏塔20内进一步精馏，丙烯精馏塔20塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S10采出，塔底液相作为丙烷产品S11采出。
本实施例中，将碳四组分分离为轻碳四和重碳四组分，且将轻碳四和重碳四组分进行混合，即只得到一个混合碳四产品。其中，所回收的各产品组成、流量和性质见表7、表8
表7
表8
由上表数据可知，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油气中汽油、轻烃的分离及回收，尤其可实现在浅冷的条件下碳二及丙烯等组分的高效回收，且回收的碳二产品基本不带丙烯；且碳二与各组分之间不存在二次分离过程，同时可保证碳二总回收率达98wt％以上，丙烯组分的回收率达99wt％以上，且回收的碳二中甲烷含量不大于1vol％，回收的碳三组分中乙烷含量不大于200ppmw；回收的干气中杂质较少，C2以及C2以上的组分含量不大于2vol％，氢气的纯度可达40mol％以上。
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。
Claims (6)
1.一种油气回收的方法，其特征在于，该方法包括：
（1）第一气液分离：来自上游装置的油气经冷凝冷却后送至气液分离罐Ⅰ进行气液分离，罐底的液相经增压送至脱丁烷塔，罐顶气相经压缩机升压后送至脱丁烷塔；
（2）脱丁烷：来自步骤（1）的气相和液相进入脱丁烷塔，塔顶馏出气相经冷凝进入塔顶回流罐，塔顶回流罐罐顶气相经压缩冷却后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压后送至气液分离罐Ⅱ，脱丁烷塔的至少部分塔底液相作为稳定汽油产品采出；
（3）第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ内进行混合、气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别进行除杂；
（4）气相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内采用碱液脱除硫醇后送至冷却器；
（5）液相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐底液相依次在液态烃脱硫塔内采用贫胺液脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器内采用碱液脱除硫醇后送至冷却器；
（6）冷却：经过除杂的气态轻烃与液态轻烃在冷却器内进行混合及冷却后送至进料罐；
（7）进料：来自冷却器的混合物流在进料罐内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔，罐底液相送至分离单元；
（8）吸收：吸收塔内，以混合C4为吸收剂吸收来自进料罐罐顶的气相中的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，塔底液相返回至冷却器；
（9）分离：来自进料罐罐底的液相在分离单元内进行轻烃分离，轻烃分离方法包括以下三种方式之一：
方式一：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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以丙烷为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相全部作为C4产品采出，或者一部分作为混合C4吸收剂送至吸收塔，其余部分作为C4产品采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ塔顶的气相在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相至少一部分作为丙烷产品采出，其余部分经冷却后作为吸收剂送至脱乙烷塔；
方式二：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相中的至少一部分经加热后作为丙烷吸收剂送至脱乙烷塔以及任选的吸收塔，其余部分作为C4产品采出；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ塔顶的气相在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出；
方式三：
脱甲烷：来自进料罐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进料罐，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，一部分经冷却后作为吸收剂送至脱乙烷塔，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以混合C4为吸收剂分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过杂质处理后，然后作为混合C2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C3产品采出，塔底液相全部作为C4产品采出或者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；
丙烯精馏：来自脱丙烷塔Ⅱ塔顶的气相在丙烯精馏塔内进一步精馏，丙烯精馏塔塔顶气相经冷却后作为丙烯产品采出，塔底液相作为丙烷产品采出；
（10）吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以部分步骤（2）中采出的稳定汽油产品作为吸收剂吸收来自吸收塔塔顶的气相中的C4以及C4以上的组分，同时吸收少量C2/C3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。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述脱丁烷塔塔顶的操作温度为55~85℃，塔底操作温度为160~210℃，操作压力为1.0~1.35MPaG；
所述稳定汽油的初馏点为30~45℃，40℃下饱和蒸汽压为55~85kPaA；
所述气液分离罐Ⅱ的操作温度为35~45℃，操作压力为2.3~2.9MPaG；
所述富气脱硫塔的操作温度为35~45℃，操作压力为2.2~2.8MPaG；
所述液态烃脱硫塔的操作温度为35~45℃，操作压力为3.0~3.5MPaG；
所述进料罐的操作温度为5~25℃，操作压力为2.2~2.8MPaG；
所述吸收塔的操作温度为5~25℃，操作压力为2.1~2.7MPaG，所述吸收塔内吸收剂来自系统内自平衡的混合C4组分，无需从系统外引入；
所述脱乙烷塔塔顶的操作温度为15~30℃，操作压力为2.6~3.2MPaG；所述丙烷吸收剂和/或混合C4吸收剂来来自系统内自平衡的丙烷和/或混合C4组分，无需从系统外引入。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述丙烯精馏塔的操作温度为45~60℃，操作压力为1.8~2.0MPaG。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述吸收剂回收塔的15~40℃，操作压力为2.1~2.7MPaG。
5.一种权利要求1-4中任意一项所述的方法所用的装置，其特征在于，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、脱丁烷塔、压缩机II、冷却器Ⅰ、气液分离罐Ⅱ、富气脱硫塔、富气碱洗塔、液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ、进料罐、吸收塔、分离单元、丙烯精馏塔；
其中，油气进料管线与气液分离罐I入口连接，气液分离罐I罐顶依次与压缩机I、脱丁烷塔连接，罐底与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II、冷却器Ⅰ以及气液分离罐Ⅱ连接，罐底连接增压泵后与气液分离罐Ⅱ连接，脱丁烷塔塔底设置稳定汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ罐顶依次与富气脱硫塔、富气碱洗塔、冷却器Ⅱ连接，罐底依次与液态烃脱硫塔、液态烃脱硫醇反应器、冷却器Ⅱ连接；
富气脱硫塔上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔塔上部设有碱液进料管线；
冷却器Ⅱ与进料罐连接；
进料罐罐顶与吸收塔连接，罐底与分离单元连接；
吸收塔塔顶与下游装置连接，塔底与冷却器Ⅱ连接，吸收塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔Ⅰ以及脱丙烷塔Ⅱ；所述分离单元的连接方式包括以下三种方式之一：
方式一：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有丙烷吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3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；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶与所述丙烯精馏塔连接，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线，所述丙烷产品采出管线分为两支，其中一支作为丙烷吸收剂进料管线；
方式二：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4吸收剂进料管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有混合碳四吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3采出管线，塔底设有三支采出管线，其中一支与混合C4吸收剂进料管线连接，一支与丙烷吸收剂进料管线连接；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶与所述丙烯精馏塔连接，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线；
方式三：
所述脱甲烷塔塔顶与冷却器Ⅱ连接，塔底与脱丙烷塔Ⅰ连接；
所述脱丙烷塔Ⅰ上部与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4产品采出管线，所述混合C4产品采出管线分为三支，其中一支与吸收塔的混合C4吸收剂进料管线连接，一支与脱乙烷塔的混合C4吸收剂进料管线连接，一支作为C4产品采出管线；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上任选设置杂质处理单元，塔底与脱丙烷塔Ⅱ连接，所述脱乙烷塔上部设有混合C4吸收剂进料管线；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶设有C3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；
所述脱丙烷塔Ⅱ塔顶与所述丙烯精馏塔连接，所述丙烯精馏塔塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线；
所述下游装置还包括吸收剂回收塔；
所述吸收剂回收塔塔顶设有干气采出管线，塔底与脱丁烷塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有稳定汽油吸收剂进料管线，所述脱丁烷塔底稳定汽油采出管线分为两支，其中一支作为所述稳定汽油吸收剂进料管线。
6.根据权利要求5所述的装置，其特征在于，
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；
所述装置不包括脱水装置。
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