工业上广泛采用的深冷分离方法有低压法和高压法两种。前者脱甲烷塔在 0.6～0.7MPa的低压下操作，后者脱甲烷塔在约3.0MPa下操作。低压法的特点是在低压下甲烷与乙烯的相对挥发度增大。这在提馏段要求釜液甲烷含量低时更显得重要。另外，利用分氢过程冷凝的重组分由高压节流至低压脱甲烷塔时，能够蒸发部分甲烷并使液体降温，因此可降低该塔的回流比，从而节省能量。但塔顶温度低至-130℃，需用甲烷－乙烯-丙烯三级制冷,使系统复杂化，低温钢材用量也相应增多。高压法的脱甲烷塔塔顶温度为-96℃,只需用乙烯作制冷剂，制冷系统简单，低温钢材用量少；其缺点是压力增加，相对挥发度减小，不利于组分分离，需加大塔的回流比，能耗增大。

以轻柴油为裂解原料的裂解气高压法顺序分离流程（见图）为例，分离步骤是：①裂解气经冷却预分馏除去重组分后，进入五段的透平压缩机。压缩后的气体，进入装填分子筛的干燥器中，干燥后的气体同各种冷物料、丙烯制冷剂和乙烯制冷剂进行热交换。冷凝的液态烃根据轻重分别进入脱甲烷塔塔板相应的位置，即多股进料。未冷凝的富氢气体可作为乙炔加氢的氢气来源，或进一步用变压吸附法提高浓度以得到产品氢气。②脱甲烷塔顶操作压力3.4MPa、温度－96℃，用蒸发-101℃乙烯冷却，塔釜用冷凝气相丙烯再沸。③脱甲烷塔釜液流入脱乙烷塔,此塔顶部分出的乙烯-乙烷馏分与氢混合后进入乙炔转化塔脱炔，用氧化铝载体上的钯催化剂，使乙炔转化为乙烯或乙烷,残存乙烃仅1～2ppm。加氢后的气体脱除加氢过程所生成的少量聚合物(绿油)后，进入乙烯精馏塔。产品乙烯从塔顶第 8块侧线抽出；塔顶排出因加氢带入的甲烷，并返回压缩机三段以回收其中伴随的乙烯；塔底的乙烷则作为裂解原料送入裂解炉。④脱乙烷塔的釜液进入脱丙烷塔,釜温达109℃,在此温度下,双烯烃有聚合的倾向。故另有备用再沸器以便定期切换及清理。塔顶C3馏分含丙烯约90%,进行加氢除去甲基乙炔与丙二烯后，可作为化学级丙烯产品。为了获得聚合级产品,则要用精馏法除去少量C2，再进入丙烯精馏塔,分离丙烷。⑤脱丙烷塔底物料送入脱于烷塔，塔顶馏出的碳四馏分可作商品出售或用于抽提丁二烯与丁烯。塔底得到碳五以上裂解汽油。

裂解气各组分分离的先后，在不违反其组分沸点的顺序下，是可以采用多种排列的方法分离的，在工业上普遍采用的是以碳原子数由少到多依次分离的顺序流程。此外，还有将裂解气先分为氢气-甲烷-C2烃和其他重组分两部分，然后再逐个分离，这是前脱乙烷流程。也有用先分出氢气和C1～C3烃的前脱丙烷流程。后两个流程的乙炔催化加氢通常在脱甲烷之前进行，故亦称前加氢流程。这时可以利用裂解气中本身所含的氢而无需另行补充。但裂解气中因有大量过剩的氢，反应难以控制，难免有少量的乙烯也被加氢而变成乙烷。此外，前加氢流程在脱乙烷（或脱丙烷）时，由于含有大量的轻组分，塔顶温度较低，因而比在顺序流程中相应部分所消耗的能量高10%～15%。如果采用后加氢流程则可严格控制氢炔之比，使乙炔转为乙烯，乙烯总量因而略增加。2100433B

裂解气主要指烃类裂解所生成的气体混合物，这种混合物中含有氢气和多种烃类，并有少量硫化物和碳的氧化物等杂质，经过分离提纯，可得到各种有机化工原料。分离过程是利用相平衡原理使进入分离器（塔）的物料在热量平衡和物料平衡的综合效果下，产生新的汽、液相组成。经过多次重复操作可将某一组分(或馏分)提浓。因此，裂解气分离过程实际上是多级相平衡过程。

裂解气分离过程可利用电子计算机进行计算，随着软、硬件的迅速发展，使复杂的多级相平衡得以采用严格的逐板计算，或流程模拟。因此，已有可能准确地预计这些过程。

分离方法 　有裂解气深冷分离和裂解气油吸收分离。前者是在-100℃甚至更低的温度下，使氢气和甲烷与其他烃类分离。后者是向脱甲烷塔加入较重的烃类作为吸收剂,以降低混合物的蒸气压，相应地提高分离温度,使制冷等级和材料选择等方面都可以降低要求。但是，由于增加了大量的吸收剂，使设备的钢材总量、过程的总能耗均相应增加。20世纪40年代后期至50年代初期多采用油吸收法建厂。随着生产规模的扩大，对产品纯度的要求提高，油吸收法很快被深冷法所取代。

基本过程 　无论是深冷分离法或是油吸收分离法，都包括以下几个基本过程：

压缩 　为了使裂解气不在过低的温度下发生部分液化,必须加压。过高的压力会增大分离的难度,当达到混合物的临界压力时（见p－V－T关系）则无法分离，普遍采用的是五段透平式压缩机，使压力增加至3.5MPa左右。一套能力为年产 450kt乙烯的装置，压缩需耗用功率2600～3300kW。

干燥 　水分在加压、低温下，能与烃类生成固体水合物，而堵塞阀门和管路，应在裂解气冷却之前用干燥剂除去,使露点达到-65℃以下。所剩余的水分则溶于液相烃类，即使在更低的温度下，也不至于析出。干燥剂普遍采用分子筛（过去常用活性氧化铝）。

净化 　二氧化碳和低于 0.1%（体积）的硫化氢等酸性气体,在压缩机三四段之间，被8%的热碱液循环吸收而洗掉。若硫含量介于0.1%～0.5%，则先用一乙醇胺溶液除去90%的酸性气体，所余部分再用碱洗。若硫含量大于0.5%,则先回收硫磺较为经济。一氧化碳的脱除一般采用甲烷化法。

除炔烃 　同碳数的炔烃与烯烃不能用普通的精馏方法分离。在精馏分离前，可先用丙酮或二甲基甲酰胺，Ν－甲基吡咯烷酮等溶剂将炔烃（主要是乙炔）选择吸收。但目前绝大部分生产装置是采用催化加氢的方法，将炔烃转化为同碳数的烯烃或烷烃。加氢普遍使用固定床反应器和钯催化剂（见金属催化剂），所需的氢气取自本装置中甲烷化后的氢-甲烷混合气体。

烃分离 　裂解气在7～8个串联和并联的精馏塔中，根据沸点的不同，在加压下最终分离出氢－甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、碳四馏分、碳五馏分和裂解汽油等产品。分离程序视分离流程的不同而异。精馏塔的压力是可选择的，混合物的泡点随压力的增加而升高，增大压力，可使塔顶冷却费用降低，塔的单位截面积处理量增大；但相对挥发度随之减小，从而导致回流比的增大；同时，会因塔釜温度升高而可能生成聚合物。

甲烷与乙烯的分离就沸点而论并不困难。但由于含有大量的氢而不得不采取低温，致使这里成为消耗能量最大的部分。聚合级的乙烯纯度要求极高，且由于催化加氢带入甲烷，需要第二次脱除。另外，乙烯与乙烷的分离、丙烯与丙烷的分离也是十分重要的，因为它们的相对挥发度都相当小,分离时回流比大(前者为3.5～4.5，后者高达20)，分离效果直接影响最终产品的纯度。

制冷 　年产 450kt乙烯的深冷分离装置制冷总动力消耗为30000～40000kW，可见制冷系统在深冷分离过程中的重要性。目前广泛采用以丙烯、乙烯为制冷剂串级制冷(见彩图)。高于－40℃用蒸发液体丙烯来冷却，乙烯制冷剂则最低可用于-100℃。为了减小冷却温差，每种制冷剂各分三四段压力下蒸发。蒸发后的气体进入透平压缩机相应的段间进行压缩。丙烯最终以水冷却，乙烯则用蒸发丙烯来冷却，两者都是液化后循环使用。

石脑油裂解裂解气预分馏

裂解炉出口的高温裂解气经废热锅炉冷却，再经急冷器进一步冷却后，裂解气的温度可以降到200~300℃之间。将急冷后的裂解气进一步冷却至常温，并在冷却过程中分馏出裂解气的重组分，这个环节称为裂解气的预分馏。

石脑油裂解裂解气净化

经预分馏的裂解气是含氢和各种烃的混合物，其中尚含有一定水分、酸性气、一氧化碳等杂质。为了得到合格的分馏产品，在精馏分离的过程中采用吸收、吸附或化学反应的方法脱除裂解气中水分、酸性气、一氧化碳炔烃等杂质。

石脑油裂解精馏分离

可利用各组分沸点的不同，在加压低温的条件下经过多次精馏分离，依次分离并得到纯度较高的甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丁二烯等物质。

由不同的精馏分离方案和净化可以组成不同的裂解气分离流程，主要差别在于精馏分离烃类的顺序和脱炔烃的安排。 2100433B

liejieqi youxishou fenli

裂解气油吸收分离

oil absorption separation of pyrolysis gas

裂解气分离方法之一，它是利用溶剂油对裂解气中各组分的不同吸收能力，将裂解气中除氢气和甲烷以外的其他烃全部吸收，然后用精馏法将各种烃逐个分离。其实质是吸收精馏过程，作为吸收剂的溶剂油有轻质芳烃、碳四馏分、碳三馏分等。吸收剂的沸点愈高，吸收的平均温度也愈高。与裂解气深冷分离相比，在脱甲烷塔中加入吸收剂可避免该塔采用低温（-100℃或更低），但有关塔釜也因温度的升高使烯烃、炔烃易于聚合而堵塞，并因加入大量吸收剂使能耗增大。所以除个别小型厂外，大型乙烯装置已不再采用此法。

油吸收流程随吸收剂和生产目的不同而不同，以C馏分作吸收剂的吸收分离流程（见图[以碳四馏分为吸收剂的吸收分离流程。