一种油气脱硫及轻烃回收的装置和方法
技术领域
本发明属于炼油及化工领域，更具体地，涉及一种油气脱硫及轻烃回收的装置和方法，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脱硫及轻烃回收的装置和方法。
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。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)吸收稳定系统采用重汽油作为吸收剂，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。为了回收催化裂化工艺中的C2/C3/C4等轻烃组分，简化分离流程，降低投资和能耗，提出本发明。
(4)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。
发明内容
本发明的目的是一种工艺流程简单，操作条件缓和的轻烃分离装置和方法，通过该方法可以实现重汽油、轻汽油、轻烃各组分的高效分离和回收，同时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脱硫及轻烃回收的方法，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，气液分离罐Ⅰ罐底的液相经增压送至汽油切割塔，罐顶气相经压缩机升压后送至汽油切割塔；
(2)汽油切割：来自步骤(1)的气相和液相进入汽油切割塔，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，罐底液相送至液相除杂单元，汽油切割塔的至少部分塔底液相作为重汽油产品采出；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ内气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别送至气相除杂单元和液相除杂单元进行除杂；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ分离出的罐顶气相任选经过增压、冷却以及在气液分离罐Ⅲ内进行气液平衡后，依次在富气脱硫塔内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔内以碱液为吸收剂脱除硫醇，然后任选升压后送至冷却器；
(5)液相除杂：来自汽油切割塔塔顶回流罐、气液分离罐Ⅱ以及任选气液分离罐Ⅲ的罐底液相经相应增压后依次在液态烃脱硫塔内脱除H2S和 CO2，在液态烃脱硫醇反应器内脱除硫醇后送至后冷器；
(6)冷却：经过除杂的气态轻烃在冷却器内进行初步冷却后送至后冷器，与后冷器内的液态轻烃进行混合及再次冷却后送至进料罐；
(7)进料：来自后冷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/C5或C4/C5/C6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，塔底液相返回至后冷器；
(9)分离：来自进料罐罐底的液相在分离单元内通过脱甲烷塔、脱丙烷塔、脱乙烷塔以及任选的丙烯精馏塔进一步分离出C2组分、C3组分以及混合C4/C5或C4/C5/C6组分，其中，C2组分、C3组分分别作为C2产品、C3产品采出，混合C4/C5或C4/C5/C6组分中的至少一部分作为吸收剂送至吸收塔，其余部分进行轻汽油分离；
(10)轻汽油分离：来自脱丙烷塔塔底的液相组分在脱丁烷塔内对混合C4/C5或C4/C5/C6组分进一步分离，分离出来的C4组分从脱丁烷塔上部采出，塔底C5或C5/C6组分作为轻汽油产品采出。
本发明使用范围广泛，石油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脱硫回收轻烃。
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汽油切割塔，罐顶气相经压缩机升压后送至汽油切割塔。
本发明中，首先控制汽油切割塔的切割温度将来自上游装置的油气初步分离为重汽油、以及含C1～C6的轻烃和富气的混合物，对该混合物进一步分离，得到主要组分为混合C5，或混合C5/C6烷烃和烯烃的轻汽油、干气、C2组分、C3组分以及C4组分，进而实现油气的轻烃回收，优选地，所述汽油切割塔塔顶馏出气相的干点在60～75℃，塔底采出所述重汽油的初馏点为65～80℃。
由于本发明将重汽油在汽油切割塔内提前分离出，重汽油不参与下游的轻烃分离工艺，可以大幅降低工艺能耗，优选地，所述汽油切割塔塔顶操作温度为50～75℃，操作压力为0.25～0.6MPaG；塔底操作温度为 145～180℃。
本发明中，为了满足相关产品回收的要求，避免物料中的杂质对轻烃回收部分的装置的影响，需要在进行下一步分离之前，对轻烃进行杂质脱除，主要包括胺洗脱H2S及CO2和碱洗脱硫醇。本发明中将轻烃分为气相和液相后再分别进行杂质脱除，脱除杂质的形式可以为低压，也可以为高压，优选地，所述回流罐罐顶气相经压缩至1.1～1.6MPaG，冷却至35～45℃后送至气液分离罐Ⅱ，罐底液相经增压至3.0～3.5MPaG后送至液相除杂单元。物料在气液分离罐Ⅱ内气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别送至气相除杂单元和液相除杂单元进行除杂。
本发明中，为了满足相关产品回收的要求，优选地，胺洗脱H2S采用复合溶剂(即以MDEA为基础的改性溶剂)，可满足同时脱除H2S和CO2，其中，H2S可脱除至低于15ppmv，CO2的脱除效率可达到88～96wt％，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。
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1.1～2.9MPaG；所述富气碱洗塔的操作温度为35～45℃，操作压力为 1.0～2.8MPaG；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。
根据本发明，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。
本发明的吸收塔内，以混合C4/C5或C4/C5/C6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。当汽油切割塔顶切出轻汽油主要组分为混合C5/C6时，则选用混合C4/C5/C6作为吸收剂；当汽油切割塔顶切出轻汽油主要组分为混合C5时，选用混合C4/C5 作为吸收剂，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，所述吸收塔内吸收剂来自系统内自平衡的组分，无需从系统外引入。
本发明中对分离步骤中的脱丙烷和脱乙烷的顺序没有特殊的限定，都能满足工艺要求，但脱丙烷和脱乙烷顺序不同时，会导致脱乙烷塔的操作条件及回收混合碳二的组成会有所不同，本领域技术人员根据本领域的常规技术手段调整即可，具体地分离步骤可以为以下两种方式之一：
方式一：所述分离步骤包括：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内脱除甲烷，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至后冷器，塔底液相送至脱乙烷塔；
脱乙烷：来自脱甲烷塔底的液相在脱乙烷塔内分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过碳二处理单元，然后作为混合C2产品采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱乙烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内分离C3组分，分离出来的C3组分从脱丙烷塔上部采出，塔底组分中的部分作为混合C4/C5 或C4/C5/C6吸收剂送至吸收塔，其余部分送至脱丁烷塔；
优选地，所述分离步骤还包括：
丙烯精馏：从脱丙烷塔上部采出的C3组分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；
方式二：
脱甲烷：来自进料罐罐底的液相在脱甲烷塔内脱除甲烷，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔塔顶气相送至后冷器，塔底液相送至脱丙烷塔；
脱丙烷：来自脱甲烷塔塔底的液相组分在脱丙烷塔内分离C3组分，分离出来的C3组分从脱丙烷塔上部采出任选经过干燥后送至脱乙烷塔，塔底组分中的部分作为混合C4/C5或C4/C5/C6吸收剂送至吸收塔，其余部分送至脱丁烷塔；
脱乙烷：来自脱丙烷上部的气相在脱乙烷塔内进一步分离，分离出来的塔顶混合C2组分任选经过碳二处理单元后从脱乙烷塔塔顶作为混合C2 产品采出，塔底液相作为混合C3组分采出；
优选地，所述分离步骤还包括：
丙烯精馏：来自脱乙烷塔塔底的混合C3组分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。
根据本发明，优选地，所述脱甲烷塔的塔顶操作温度为10～40℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；所述丙烯精馏塔的操作温度为45～60℃，操作压力为 1.8～2.0MPaG。
根据下游碳二回收和利用的要求，当采出的混合C2送至下游乙烯装置时，由于混合C2产品中含有15～20v％的丙烯，此时，不需要设置干燥设施，采用溴化锂制冷就能满足要求，不需要采用小于-5℃的冷剂，回收碳二经碳二处理单元脱除其中的NOx、O2及重金属等相关杂质后送至乙烯装置回收乙烯、乙烷及丙烯等资源。其中，杂质的脱除本领域技术人员根据具体情况采用本领域常规的杂质脱除方法即可，可以为加氢脱除O2、炔烃及NOx，分子筛干燥脱除H2O，吸附脱除COS、吸附脱除汞等。
当采出的混合C2送至制乙苯时，为了尽量降低采出的混合C2产品中的丙烯含量，需要设置干燥设施，脱乙烷塔顶需要采用温度为-25℃的冷剂，控制采出的混合C2产品中丙烯含量小于等于0.5wt％，然后直接送至制乙苯，不需要设置其它杂质脱除设施。
为了进一步回收吸收塔塔顶物流中夹带的混合C4/C5或C4/C5/C6吸收剂，优选地，所述方法还包括：
(11)吸收剂回收：吸收剂回收塔内，以部分步骤(2)中采出的重汽油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主要为甲烷、氢和氮气等组分，作为干气采出，塔底液相返回至汽油切割塔；进一步优选地，所述吸收剂回收塔的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。
本发明另一方面提供一种油气脱硫及轻烃回收的装置，该装置包括：油气进料管线、气液分离罐I、压缩机I、汽油切割塔、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、压缩机Ⅲ、冷却器Ⅱ、后冷器、进料罐、吸收塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔以及任选的压缩机Ⅲ、压缩机Ⅳ、冷却器Ⅲ、气液分离罐Ⅲ；
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、汽油切割塔连接，罐底与汽油切割塔连接；
汽油切割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液态烃脱硫塔连接，汽油切割塔塔底设置重汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ罐顶依次与压缩机Ⅳ、冷却器Ⅲ、气液分离罐Ⅲ、富气脱硫塔、富气碱洗塔、压缩机Ⅲ、冷却器Ⅱ、后冷器连接，罐底与液态烃脱硫塔连接；
液态烃脱硫塔依次与液态烃脱硫醇反应器、后冷器连接；
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；液态烃脱硫塔上部设有贫胺液进料管线；
后冷器与进料罐连接；
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，塔底与后冷器连接，吸收塔上部设有混合C4/C5或C4/C5/C6吸收剂进料管线；
分离单元包括：脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔以及任选的丙烯精馏塔；脱甲烷塔塔顶与后冷器连接；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碳二处理单元；脱丙烷塔塔底设有混合C4/C5 或C4/C5/C6产品采出管线，所述混合C4/C5或C4/C5/C6产品采出管线分为两支，其中一支作为混合C4/C5或C4/C5/C6吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
脱丁烷塔上部设有C4组分采出管线，塔底设有轻汽油产品采出管线。
根据本发明，优选地，所述脱甲烷塔塔顶与后冷器连接，塔底与脱乙烷塔连接；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，所述混合C2采出管线上任选设有碳二处理单元，塔底与脱丙烷塔连接；
所述脱丙烷塔上部设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接，塔底设有混合C4/C5或C4/C5/C6采出管线，所述混合 C4/C5或C4/C5/C6采出管线分为两支，其中一支作为混合C4/C5或 C4/C5/C6吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
所述脱丁烷塔上部设有C4产品采出管线，塔底设有轻汽油采出管线；
或者，
所述脱甲烷塔塔顶与后冷器连接，塔底与脱乙烷塔连接；
所述脱丙烷塔上部任选与干燥单元连接后，再与脱乙烷塔连接，塔底设有混合C4/C5或C4/C5/C6采出管线，所述混合C4/C5或C4/C5/C6采出管线分为两支，其中一支作为混合C4/C5或C4/C5/C6吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
所述脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，所述混合C2采出管线上任选设有碳二处理单元，塔底设有混合C3采出管线，所述混合C3采出管线任选与丙烯精馏塔连接；
所述脱丁烷塔上部设有C4产品采出管线，塔底设有轻汽油采出管线；进一步优选地，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，塔底与汽油切割塔连接，所述吸收剂回收塔上部设有重汽油吸收剂进料管线。
本发明中为了维持全塔稳定的操作温度，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；所述轻烃分离装置不包括脱水装置。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)本发明中，采用前置汽油切割塔，在较低压力下将重汽油、轻汽油以及C4和C4以下的组分分离，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，且回收的碳二中甲烷含量不大于0.5vol％，回收的碳三组分中乙烷含量不大于 200ppmv。
(3)本发明对回收的碳三组分进一步分离为丙烯和丙烷，丙烯和丙烷的回收率也均可达99wt％以上，丙烯产品纯度不小于99.6v％，无需再处理便可得到聚合级丙烯。
(4)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3vol％，压力为2.1～2.7MPaG，其中氢气纯度可达 40～70mol％，通过变压吸附的方法便可直接回收氢气资源。
(5)本发明对气相和液相分别脱硫、脱硫醇，硫化氢和硫醇在进入吸收塔之前被脱除，不会被带至下游的轻烃回收部分，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，提高操作安全性；硫化氢和二氧化碳提前被脱除，可降低下游轻烃回收系统的负荷和能耗，同时，由于CO2被脱除，可提高下游产品的质量。
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示出了本发明一个具体实施例中油气脱硫及轻烃回收的工艺流程图。
图2示出了本发明一个具体实施例中油气脱硫及轻烃回收的工艺流程图。
图3示出了本发明一个具体实施例中油气脱硫及轻烃回收的工艺流程
附图标记说明：
1、气液分离罐I；2、压缩机I；3、汽油切割塔；4、压缩机II；5、冷却器Ⅰ；6、气液分离罐Ⅱ；7、液态烃脱硫塔；8、液态烃脱硫醇反应器； 9、富气脱硫塔；10、富气碱洗塔；11、压缩机Ⅲ；12、冷却器Ⅱ；13、后冷器；14、进料罐；15、吸收塔；16、脱甲烷塔；17、脱乙烷塔；18、脱丙烷塔；19、丙烯精馏塔；20、碳二处理单元；21、吸收剂回收塔；22、脱丁烷塔；23、压缩机Ⅳ；24、冷却器Ⅲ；25、气液分离罐Ⅲ；
S-1、来自上游装置的油气；S-2、粗汽油；S-3、贫胺液；S-4、富胺液； S-5、碱液；S-6、待再生碱液；S-7、碳四吸收剂；S-8、干气；S-9、混合碳二；S-10、丙烯产品；S-11、丙烷产品；S-12、重汽油产品；S-13、碳四产品；S-14、轻汽油产品。
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
实施例1
油气脱硫及轻烃回收的装置：
油气进料管线、气液分离罐I 1、压缩机I 2、汽油切割塔3、压缩机II 4、冷却器Ⅰ5、气液分离罐Ⅱ6、富气脱硫塔9、富气碱洗塔10、液态烃脱硫塔7、液态烃脱硫醇反应器8、压缩机Ⅲ11、冷却器Ⅱ12、后冷器13、进料罐14、吸收塔15、脱甲烷塔16、脱乙烷塔17、脱丙烷塔18、丙烯精馏塔19；吸收剂回收塔21以及脱丁烷塔22；
其中，油气进料管线与气液分离罐I 1入口连接，气液分离罐I 1罐顶依次与压缩机I 2、汽油切割塔3连接，罐底与汽油切割塔3连接；
汽油切割塔3塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II 4、冷却器Ⅰ5以及气液分离罐Ⅱ6连接，罐底连接增压泵后与液态烃脱硫塔7连接，汽油切割塔3塔底设置重汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ6罐顶依次与富气脱硫塔9、富气碱洗塔10、压缩机Ⅲ 11、冷却器Ⅱ12、后冷器13连接，罐底连接增压泵后与液态烃脱硫塔7 连接；
液态烃脱硫塔7依次与液态烃脱硫醇反应器8、后冷器13连接；
富气脱硫塔9上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔10塔上部设有碱液进料管线；液态烃脱硫塔7上部设有贫胺液进料管线；
后冷器13与进料罐14连接；
进料罐14罐顶与吸收塔15连接，罐底与脱甲烷塔16连接；
吸收塔15设置有2～5个中段回流，塔顶与吸收剂回收塔21连接，塔底与后冷器13连接，吸收塔15上部设有混合C4/C5吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔21塔顶设有干气采出管线，塔底与汽油切割塔22连接，吸收剂回收塔21上部设有重汽油吸收剂进料管线。
脱甲烷塔16塔顶与后冷器13连接，塔底与脱乙烷塔17连接，塔底设有重沸器；
脱乙烷塔17塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设有碳二处理单元20，塔底与脱丙烷塔18连接；
脱丙烷塔18上部与丙烯精馏塔19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/C5吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
丙烯精馏塔19塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
脱丁烷塔22上部设有C4产品采出管线，塔底设有轻汽油采出管线。
本油气脱硫及轻烃回收装置不包括脱水装置。
采用上述装置进行轻烃分离，分离流程如图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，气液分离罐Ⅰ1罐底的液相经增压送至汽油切割塔 3，罐顶气相经压缩机升压后送至汽油切割塔3；
(2)汽油切割：来自步骤(1)的气相和液相进入汽油切割塔3，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(具体组成见表3) 经压缩至1.1～1.6MPaG，冷却至35～45℃后送至气液分离罐Ⅱ6，罐底液相 (具体组成见表3)增压至3.0～3.5MPaG后送至液相除杂单元，汽油切割塔3的至少部分塔底液相(具体组成见表3)作为重汽油产品S-12采出；汽油切割塔3塔顶操作温度为60～85℃，操作压力为0.25～0.6MPaG；塔底操作温度为145～180℃；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ6内气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别送至气相除杂单元和液相除杂单元进行除杂；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ6分离出的罐顶气相依次在富气脱硫塔 9内以贫胺液为吸收剂脱H2S和CO2，在富气碱洗塔10内以碱液为吸收剂脱除硫醇后再经升压送至冷却器Ⅱ12；其中，富气脱硫塔9的操作温度为 35～45℃，操作压力为1.1～1.6MPaG；富气碱洗塔10的操作温度为35～45℃，操作压力为1.0～1.5MPaG；
(5)液相除杂：来自汽油切割塔3塔顶回流罐罐底和气液分离罐Ⅱ6 的液相轻烃依次在液态烃脱硫塔7内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器8内脱除硫醇后送至后冷器13；其中，液态烃脱硫塔7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在冷却器Ⅱ12内进行初步冷却后送至后冷器13，与后冷器13内的液态轻烃进行混合及再次冷却后送至进料罐 14；
(7)进料：来自后冷器13的混合物流在进料罐14内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔15，罐底液相送至脱甲烷塔16；其中，进料罐14的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
(8)吸收：吸收塔15内，以混合C4/C5为吸收剂吸收来自进料罐14 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15 塔顶气相送至吸收剂回收塔21，塔底液相返回至后冷器13；其中，吸收塔 15的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，吸收塔15内吸收剂来自系统内自平衡的混合C4/C5组分，无需从系统外引入；
(9)分离：
脱甲烷：来自进料罐14罐底的液相在脱甲烷塔16内脱除甲烷，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔16塔顶气相送至后冷器13，塔底液相送至脱乙烷塔17；其中，脱甲烷塔的塔顶操作温度为10～40℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
脱乙烷：来自脱甲烷塔16塔底的液相在脱乙烷塔17内分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分经过碳二处理单元20后，作为混合C2产品采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔18；
脱丙烷：来自脱乙烷塔17塔底的液相组分在脱丙烷塔18内分离C3组分，分离出来的C3组分从脱丙烷塔18上部采出，塔底组分中的部分作为混合C4/C5吸收剂送至吸收塔15，其余部分送至脱丁烷塔22；
丙烯精馏：从脱丙烷塔18上部采出的C3组分在丙烯精馏塔19内进一步精馏，丙烯精馏塔19塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S-10采出，塔底液相作为丙烷产品S-11采出，其中，丙烯精馏塔18的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
(10)轻汽油分离：来自脱丙烷塔18塔底的液相组分在脱丁烷塔22内对C4组分进一步分离，分离出来的C4组分从脱丁烷塔22上部采出，塔底组分作为轻汽油产品S-14采出；
(11)吸收剂回收：吸收剂回收塔21内，以部分步骤(2)中采出的重汽油作为吸收剂吸收来自吸收塔15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S-8采出，塔底液相返回至汽油切割塔3，其中，吸收剂回收塔的操作温度为 5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。
通过上述方法分离油气中的轻重汽油、轻烃等各产品组成及性质如表4 所示，其中轻重汽油如表5所示。
表3
注：上表中PC表示假组分。
表4
表5
实施例2
采用如图1所示的工艺流程图进行油气脱硫及轻烃回收。
其中，本实施例与实施例1存在的区别在于：
汽油切割塔塔顶馏出主要组分为C1～C4轻烃组分及C5/C6烷烃和烯烃组分，吸收塔内以混合C4/C5/C6为吸收剂，其中，汽油切割塔馏出各物流主要组成如表6，分离各产品组成及性质如表7、采出的轻、重汽油产品的性质见表8所示。
表6
注：上表中PC表示假组分。
表7
表8
实施例3
油气脱硫及轻烃回收的装置：
油气进料管线、气液分离罐I 1、压缩机I 2、汽油切割塔3、压缩机II 4、冷却器Ⅰ5、气液分离罐Ⅱ6、压缩机Ⅳ23、冷却器Ⅲ24、气液分离罐Ⅲ25、富气脱硫塔9、富气碱洗塔10、液态烃脱硫塔7、液态烃脱硫醇反应器8、冷却器Ⅱ12、后冷器13、进料罐14、吸收塔15、脱甲烷塔16、脱乙烷塔17、脱丙烷塔18、丙烯精馏塔19；吸收剂回收塔21以及脱丁烷塔22；
其中，油气进料管线与气液分离罐I 1入口连接，气液分离罐I 1罐顶依次与压缩机I 2、汽油切割塔3连接，罐底与汽油切割塔3连接；
汽油切割塔3塔顶设置有回流罐，回流罐罐顶依次与压缩机II 4、冷却器Ⅰ5以及气液分离罐Ⅱ6连接，罐底连接增压泵后与液态烃脱硫塔7连接，汽油切割塔3塔底设置重汽油采出管线；
气液分离罐Ⅱ6罐顶依次与压缩机Ⅳ23、冷却器Ⅲ24、气液分离罐Ⅲ25连接，罐底连接增压泵后与液态烃脱硫塔7连接；
气液分离罐Ⅲ25罐顶依次与富气脱硫塔9、富气碱洗塔10、冷却器Ⅱ 12、后冷器13连接，罐底连接增压泵后与液态烃脱硫塔7连接；
液态烃脱硫塔7依次与液态烃脱硫醇反应器8、后冷器13连接；
富气脱硫塔9上部设有贫胺液进料管线，富气碱洗塔10塔上部设有碱液进料管线；液态烃脱硫塔7上部设有贫胺液进料管线；
后冷器13与进料罐14连接；
进料罐14罐顶与吸收塔15连接，罐底与脱甲烷塔16连接；
吸收塔15设置有2～5个中段回流，塔顶与吸收剂回收塔21连接，塔底与后冷器13连接，吸收塔15上部设有混合C4/C5吸收剂进料管线；
吸收剂回收塔21塔顶设有干气采出管线，塔底与汽油切割塔22连接，吸收剂回收塔21上部设有重汽油吸收剂进料管线。
脱甲烷塔16塔顶与后冷器13连接，塔底与脱乙烷塔17连接，塔底设有重沸器；
脱乙烷塔17塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设有碳二处理单元20，塔底与脱丙烷塔18连接；
脱丙烷塔18上部与丙烯精馏塔19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/C5吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
丙烯精馏塔19塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
脱丁烷塔22上部设有C4产品采出管线，塔底设有轻汽油采出管线。
本油气脱硫及轻烃回收装置不包括脱水装置。
采用上述装置进行轻烃分离，分离流程如图2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汽油切割塔3，罐顶气相经压缩机升压后送至汽油切割塔3；
(2)汽油切割：来自步骤(1)的气相和液相进入汽油切割塔3，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(具体组成见表9) 经压缩至1.1～1.6MPaG，冷却至35～45℃后送至气液分离罐Ⅱ6，罐底液相 (具体组成见表9)增压至3.0～3.5MPaG后送至液相除杂单元，汽油切割塔3的至少部分塔底液相(具体组成见表9)作为重汽油产品S-12采出；汽油切割塔3塔顶操作温度为60～85℃，操作压力为0.25～0.6MPaG；塔底操作温度为145～180℃；
(3)第二气相分离：物料在气液分离罐Ⅱ6内气液平衡后，再次分离出气相与液相，然后分别送至气相除杂单元和液相除杂单元进行除杂；
(4)气相除杂：气液分离罐Ⅱ6分离出的罐顶气相依次经过压缩机Ⅳ 23增压、冷却器Ⅲ24冷却后，在气液分离罐Ⅲ25内进行气液平衡，气液分离罐Ⅲ25罐顶气相依次在富气脱硫塔9内以贫胺液为吸收剂脱H2S和 CO2，在富气碱洗塔10内以碱液为吸收剂脱除硫醇后送至冷却器Ⅱ12，罐底送至液态烃脱硫塔7；其中，富气脱硫塔9的操作温度为35～45℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；富气碱洗塔10的操作温度为35～45℃，操作压力为 2.2～2.8MPaG；
(5)液相除杂：来自汽油切割塔3塔顶回流罐罐底和气液分离罐Ⅱ6 的液相轻烃依次在液态烃脱硫塔7内脱除H2S和CO2，在液态烃脱硫醇反应器8内脱除硫醇后送至后冷器13；其中，液态烃脱硫塔7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在冷却器Ⅱ12内进行初步冷却后送至后冷器13，与后冷器13内的液态轻烃进行混合及再次冷却后送至进料罐 14；
(7)进料：来自后冷器13的混合物流在进料罐14内进行混合、预吸收及气液平衡后，罐顶气相送至吸收塔15，罐底液相送至脱甲烷塔16；其中，进料罐14的操作温度为5～25℃，操作压力为2.2～2.8MPaG；
(8)吸收：吸收塔15内，以混合C4/C5为吸收剂吸收来自进料罐14 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15 塔顶气相送至吸收剂回收塔21，塔底液相返回至后冷器13；其中，吸收塔 15的操作温度为5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG，吸收塔15内吸收剂来自系统内自平衡的混合C4/C5组分，无需从系统外引入；
(9)分离：
脱甲烷：来自进料罐14罐底的液相在脱甲烷塔16内脱除甲烷，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔16塔顶气相送至后冷器13，塔底液相送至脱乙烷塔17；其中，脱甲烷塔的塔顶操作温度为10～40℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
脱乙烷：来自脱甲烷塔16塔底的液相在脱乙烷塔17内分离C2组分，分离出来的塔顶混合C2组分经过碳二处理单元20后，作为混合C2产品采出，塔底C3以及C3以上的液相组分送至脱丙烷塔18；
脱丙烷：来自脱乙烷塔17塔底的液相组分在脱丙烷塔18内分离C3组分，分离出来的C3组分从脱丙烷塔18上部采出，塔底组分中的部分作为混合C4/C5吸收剂送至吸收塔15，其余部分送至脱丁烷塔22；
丙烯精馏：从脱丙烷塔18上部采出的C3组分在丙烯精馏塔19内进一步精馏，丙烯精馏塔19塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S-10采出，塔底液相作为丙烷产品S-11采出，其中，丙烯精馏塔18的操作温度为45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
(10)轻汽油分离：来自脱丙烷塔18塔底的液相组分在脱丁烷塔22内对C4组分进一步分离，分离出来的C4组分从脱丁烷塔22上部采出，塔底组分作为轻汽油产品S-14采出；
(11)吸收剂回收：吸收剂回收塔21内，以部分步骤(2)中采出的重汽油作为吸收剂吸收来自吸收塔15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S-8采出，塔底液相返回至汽油切割塔3，其中，吸收剂回收塔的操作温度为 5～25℃，操作压力为2.1～2.7MPaG。
通过上述方法分离油气中的轻重汽油、轻烃等各产品组成及性质如表10 所示，其中轻重汽油如表11所示。
表9
表10
表11
实施例4
采用如图3所示的工艺流程图进行油气脱硫及轻烃回收，与实施例1 存在的不同在于：
(9)分离步骤
脱甲烷：来自进料罐14罐底的液相在脱甲烷塔16内脱除甲烷，同时脱除少部分C2及C2以上的组分，脱甲烷塔16塔顶气相送至后冷器13，塔底液相送至脱丙烷塔18；其中，脱甲烷塔16的塔顶操作温度为10～40℃，操作压力为2.3～2.9MPaG；
脱丙烷：来自脱甲烷塔16塔底的液相组分在脱丙烷18塔内分离C3组分，分离出来的C3组分从脱丙烷塔18上部采出并被干燥至露点小于-60℃后送至脱乙烷塔17，塔底组分中的部分作为混合C4/C5吸收剂送至吸收塔 15，其余部分送至脱丁烷塔22；
脱乙烷：来自脱丙烷塔18上部的气相在脱乙烷塔17内进一步分离，脱乙烷塔顶冷凝器采用-25℃丙烯冷剂进行冷却，塔顶馏出的混合C2产品中丙烯含量较低，分离出来的塔顶混合C2组分经过碳二处理单元20后从脱乙烷塔17塔顶作为混合C2产品采出，塔底液送至丙烯精馏塔；
丙烯精馏：从脱乙烷塔17塔底采出的混合C3组分在丙烯精馏塔19内进一步精馏，丙烯精馏塔19塔顶气相经冷却后作为丙烯产品S-10采出，塔底液相作为丙烷产品S-11采出，其中，丙烯精馏塔18的操作温度为 45～60℃，操作压力为1.8～2.0MPaG；
相应的分离单元为：
脱甲烷塔16塔顶与后冷器13连接，塔底与脱丙烷塔连接，塔底设有重沸器；
脱丙烷塔上部与干燥单元连接后，再与脱乙烷塔连接，塔底设有混合 C4/C5采出管线，混合C4/C5采出管线分为两支，其中一支作为混合C4/C5 吸收剂进料管线，另一支与脱丁烷塔连接；
脱乙烷塔塔顶设有混合C2采出管线，混合C2采出管线上设有碳二处理单元20，塔底设有混合C3采出管线，混合C3采出管线与丙烯精馏塔19 连接；
丙烯精馏塔19塔顶设有丙烯产品采出管线，塔底设有丙烷产品采出管线。
通过上述方法分离油气中的轻重汽油、轻烃等各产品组成及性质如表 12所示，其中轻重汽油如表13所示。
表12
表13
由上表数据可以得知，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催化裂化工艺中轻烃的分离及回收，其中，碳二组分总回收率达98wt％以上，碳三组分的回收率达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 200ppmv；同时对回收的碳三组分进一步分离为丙烯和丙烷，丙烯和丙烷的回收率也均可达99wt％以上，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。采出的重汽油初馏点在65～80℃，主要是碳六及以上组分，其烯烃含量较低，主要含有噻吩硫等硫化物，可送至下游进行脱硫；轻汽油干点在60～75℃，主要是碳五，或碳五碳六烷烃和烯烃组分，其烯烃含量较高，主要是含有硫醇及硫醚等硫化物，可送至下游进行进一步处理。
将实施例1和3的脱硫脱硫醇效果进行对比，对比结果具体见表14。
表14
由表14可知，不论采用本发明的高压脱硫脱硫醇还是低压脱硫脱硫醇，都可实现轻烃中H2S含量不超过15ppmw，硫醇硫含量不超过20ppmw，CO2脱除率可达96wt％；液相轻烃中H2S含量为15ppmw，硫醇硫含量不大于 20ppmw，CO2脱除率可达88wt％。
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。
