[拼音]：liejieqi fenli

[外文]：separation of pyrolysis gas

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。

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。

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：

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。

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）。

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。

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。

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较大的部分。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。

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，乙烯制冷剂则较低可用于-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。

裂解气分离过程的关键问题是节约能量消耗。在其发展史上，已作过采用与制冷相联的热泵系统，多股进料，侧线出料，中间再沸和冷凝等重大节能改进。当前进一步的节能措施有下述几方面：

（1）减小温差和压差。采用高效换热器以降低温差，采用高效填料以减少压力降损失。

（2）以等熵膨胀代替等焓节流。在脱甲烷塔顶尾气上安装膨胀机以获得额外的冷量。膨胀功率或用于再生电能，或用于尾气的再压缩。

（3）双塔脱丙烷。通常脱丙烷塔顶采用 0℃制冷剂冷却，此时塔釜已接近生成聚合物的温度。当用两塔时，蒸出轻组分的塔采用高压，而排出重组分的塔采用低压，以冷却水等廉价冷却剂代替0℃制冷剂，从而可节约能量。

（4）脱甲烷塔的预切割。大量重组分进入脱甲烷塔是不必要的，这将增加低温负荷；若在进塔前加一蒸馏塔将重组分预先除去，该重组分再进入后面的塔，也可节约能量。

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