裂解氣分離

裂解氣主要指烴類裂解所生成的氣體混合物，這種混合物中含有氫氣和多種烴類，並有少量硫化物和碳的氧化物等雜質，經過分離提純，可得到各種有機化工原料。分離過程是利用相平衡原理使進入分離器（塔）的物料在熱量平衡和物料平衡的綜合效果下，產生新的汽、液相組成。經過多次重複操作可將某一組分(或餾分)提濃。因此，裂解氣分離過程實際上是多級相平衡過程。

裂解氣分離過程可利用電子計算機進行計算，隨著軟、硬體的迅速發展，使複雜的多級相平衡得以採用嚴格的逐板計算，或流程模擬。因此，已有可能準確地預計這些過程。

分離方法 有裂解氣深冷分離和裂解氣油吸收分離。前者是在-100℃甚至更低的溫度下，使氫氣和甲烷與其他烴類分離。後者是向脫甲烷塔加入較重的烴類作為吸收劑，以降低混合物的蒸氣壓，相應地提高分離溫度，使製冷等級和材料選擇等方面都可以降低要求。但是，由於增加了大量的吸收劑，使設備的鋼材總量、過程的總能耗均相應增加。20世紀40年代後期至50年代初期多採用油吸收法建廠。隨著生產規模的擴大，對產品純度的要求提高，油吸收法很快被深冷法所取代。

基本過程 無論是深冷分離法或是油吸收分離法，都包括以下幾個基本過程：

壓縮 為了使裂解氣不在過低的溫度下發生部分液化，必須加壓。過高的壓力會增大分離的難度，當達到混合物的臨界壓力時（見p－V－T關係）則無法分離，普遍採用的是五段透平式壓縮機，使壓力增加至3.5MPa左右。一套能力為年產 450kt乙烯的裝置，壓縮需耗用功率2600～3300kW。

乾燥 水分在加壓、低溫下，能與烴類生成固體水合物，而堵塞閥門和管路，應在裂解氣冷卻之前用乾燥劑除去，使露點達到-65℃以下。所剩餘的水分則溶於液相烴類，即使在更低的溫度下，也不至於析出。乾燥劑普遍採用分子篩（過去常用活性氧化鋁）。

凈化 二氧化碳和低於 0.1%（體積）的硫化氫等酸性氣體，在壓縮機三四段之間，被8%的熱鹼液循環吸收而洗掉。若硫含量介於0.1%～0.5%，則先用一乙醇胺溶液除去90%的酸性氣體，所余部分再用鹼洗。若硫含量大於0.5%,則先回收硫磺較為經濟。一氧化碳的脫除一般採用甲烷化法。

除炔烴 同碳數的炔烴與烯烴不能用普通的精餾方法分離。在精餾分離前，可先用丙酮或二甲基甲醯胺，Ν－甲基吡咯烷酮等溶劑將炔烴（主要是乙炔）選擇吸收。但目前絕大部分生產裝置是採用催化加氫的方法，將炔烴轉化為同碳數的烯烴或烷烴。加氫普遍使用固定床反應器和鈀催化劑（見金屬催化劑），所需的氫氣取自本裝置中甲烷化后的氫-甲烷混合氣體。

烴分離 裂解氣在7～8個串聯和並聯的精餾塔中，根據沸點的不同，在加壓下最終分離出氫－甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、碳四餾分、碳五餾分和裂解汽油等產品。分離程序視分離流程的不同而異。精餾塔的壓力是可選擇的，混合物的泡點隨壓力的增加而升高，增大壓力，可使塔頂冷卻費用降低，塔的單位截面積處理量增大；但相對揮發度隨之減小，從而導致迴流比的增大；同時，會因塔釜溫度升高而可能生成聚合物。

甲烷與乙烯的分離就沸點而論並不困難。但由於含有大量的氫而不得不採取低溫，致使這裡成為消耗能量最大的部分。聚合級的乙烯純度要求極高，且由於催化加氫帶入甲烷，需要第二次脫除。另外，乙烯與乙烷的分離、丙烯與丙烷的分離也是十分重要的，因為它們的相對揮發度都相當小，分離時迴流比大(前者為3.5～4.5，後者高達20)，分離效果直接影響最終產品的純度。

製冷 年產 450kt乙烯的深冷分離裝置製冷總動力消耗為30000～40000kW，可見製冷系統在深冷分離過程中的重要性。目前廣泛採用以丙烯、乙烯為製冷劑串級製冷(見彩圖)。高於－40℃用蒸發液體丙烯來冷卻，乙烯製冷劑則最低可用於-100℃。為了減小冷卻溫差，每種製冷劑各分三四段壓力下蒸發。蒸發后的氣體進入透平壓縮機相應的段間進行壓縮。丙烯最終以水冷卻，乙烯則用蒸發丙烯來冷卻，兩者都是液化后循環使用。

裂解氣分離過程的關鍵問題是節約能量消耗。在其發展史上，已作過採用與製冷相聯的熱泵系統，多股進料，側線出料，中間再沸和冷凝等重大節能改進。當前進一步的節能措施有下述幾方面：①減小溫差和壓差。採用高效換熱器以降低溫差，採用高效填料以減少壓力降損失。②以等熵膨脹代替等焓節流。在脫甲烷塔頂尾氣上安裝膨脹機以獲得額外的冷量。膨脹功率或用於再生電能，或用於尾氣的再壓縮。③雙塔脫丙烷。通常脫丙烷塔頂採用 0℃製冷劑冷卻，此時塔釜已接近生成聚合物的溫度。當用兩塔時，蒸出輕組分的塔採用高壓，而排出重組分的塔採用低壓，以冷卻水等廉價冷卻劑代替0℃製冷劑，從而可節約能量。④脫甲烷塔的預切割。大量重組分進入脫甲烷塔是不必要的，這將增加低溫負荷；若在進塔前加一蒸餾塔將重組分預先除去，該重組分再進入後面的塔，也可節約能量。