第一節　順序分離流程

今舉一流程加以說明，原料為烷烴、石腦油及輕柴油和減壓柴油均可。但本流程所列舉的數據，是以C2、C3/C4、C5以上飽和烴和石腦油為原料。

一、裂解和急冷

從罐區來的液體原料經急冷水預熱后進入裂解爐，見圖1－1。循環乙烷在深冷系統中被裂解氣蒸發，在冷箱中用丙烯冷劑再加熱，然后與新鮮乙烷原料混合。原料在進入裂解爐前用急冷水預熱、熱水加熱，再在對流段上端盤管中預熱，加入稀釋蒸汽（乙烷與稀釋蒸汽質量比為0.3），并注入微量CS2，以防爐管管壁催化效應和爐管滲碳。對于稀釋蒸汽在流量控制下，加到總的裂解爐進料中去。烴和蒸汽的混合物再返回對流段，在進入輻射段之前進一步預熱。四組輻射段爐管出口在爐膛內兩組相連后，進到每臺裂解爐的兩臺急冷鍋爐（TLE）中。

每臺裂解爐的TLE，均連接到一個共用汽包上的熱虹吸系統，產生12.4MPa蒸汽，進入每個汽包的鍋爐給水，用急冷油和對流段的煙道氣預熱。蒸汽在TLE中產生，并在裂解爐對流段的盤管中過熱到520℃，過熱器出口溫度由鍋爐給水注入量（注入到部分過熱蒸汽中）來控制。調節溫度之后，蒸汽返回到對流段，以過熱到需要的溫度。

設計的裂解爐熱效率約為95%（低熱值）。燃料燃燒系統設計是側壁燒嘴或底部燒嘴，既可燒富氫燃料以可燒富甲烷燃料。通常的燃料為氫氣和甲烷的混合物，大約總熱量的40%來自底部燒嘴，其余由側壁燒嘴來平衡。

在急冷區，經常引起設備腐蝕，大部分是在與水接觸的金屬表面上產生的，其原因是水里溶解著硫化氫、氯化氫、碳酸氣，較低分子量的環烷烴酸和脂肪酸或者苯酚等的腐蝕性物質和酸性物質。

腐蝕性物質和酸性物質，是在熱裂解反應管上生成的，經過分析判明是甲酸

（HCOOH）、乙酸（CH3COOH）、苯酚（C6H5OH）、丙烯酸（CH2＝CHCOOH）、丙酸（C2H5COOH）和環烷酸，在冷凝稀釋蒸汽中一般含量為百萬分之幾至百萬分之幾十。硫化氫（H2S）、碳酸氣（CO2）這些物質是在熱裂解階段生成的，無法防止，一般采用中和和注入防腐劑來防止腐蝕。

從各TLE出來的裂解物料匯入一條總管中，經油急冷后送到汽油分餾塔。在汽油分餾塔中，裂解氣被進一步冷卻，裂解然料油從塔底抽出并送往汽提塔，汽油和較輕組分從塔頂蒸出。從裂解氣中回收的熱量，經過一個急冷油循環系統用于產生稀釋蒸汽。汽油分餾塔采用在急冷塔中冷凝的汽油作回流。

配備一個粘度控制系統，以維持循環急冷油的粘度在一個可接受的范圍內。汽油分餾塔底溫度設計控制在185℃，低于預期的粘度控制溫度。

從乙烷裂解爐出來的物料，在一個獨立的油急冷器中與一部分循環的急冷油接觸，匯合后物流送往粘度控制罐。罐頂餾分與來自其它裂解爐的全部物流混合，一起經油急冷，再到汽油分餾塔。裂解燃料油汽提塔底物也送往粘度控制罐，底部抽出的重燃料油，用急冷水冷卻并送往界區外。

來自汽油分餾塔的塔頂氣體與急冷塔中再循環的水直接逆流接觸，被冷卻并部分冷凝。來自急冷塔的循環熱水向一些工藝單元提供低位熱能，如以C4原料蒸發器、裂解氣加熱器、脫乙烷塔再沸器、脫丙烷塔中間再沸器、丙烯精餾塔再沸器和甲烷汽提塔再沸器。

急冷水經冷卻水和預熱裂解爐進料進一步冷卻。急冷塔頂氣體溫度為40℃、壓力為0.04MPa（表），送往裂解氣壓縮機。在急冷塔冷凝的汽油，從塔底的循環急冷水和冷凝的稀釋蒸汽中分離出來，一部分冷凝的烴類作為回流返回汽油分餾塔，其余部分與來自壓縮系統的烴冷凝物一起在汽油汽提塔中被穩定處理。穩定后的烴類同脫丁烷塔底物料匯合，送往裂解汽油加氫裝置。

在急冷系統中冷凝的稀釋蒸汽在送往工藝水汽提塔之前先預熱，在汽提塔中用直接蒸汽和再沸器中產生的蒸汽進行汽提，以脫除酸性氣和易揮發的烴。為了防止工藝水汽提塔產生泡沫，可加入消泡劑，如Nalco71-D5，其含量約為20×10-6。干凈的工藝水在稀釋蒸汽發生器中被中壓蒸汽和急冷油汽化，產生的蒸汽在作為裂解爐的稀釋蒸汽再次使用以前，要用中壓蒸汽過熱。

工藝水汽提塔頂蒸汽在返回急冷塔之前，預熱汽提塔的進料。為了防止腐蝕，在工藝水汽提塔頂部和進料中，可分別加入3%（質量）氨水使其含量最高為200×10-6（最大），5%（質量）NaOH使其含量為（50～100）×10-6，急冷水泵入口可加入5%（質量）NaOH使其含量為（0～1.5）×10-6。

二、裂解氣壓縮、干燥、冷凝液汽提和廢堿處理

　　急冷塔頂氣體在五段離心式壓縮機中從0.034 MPa（表）壓縮到3.7 MPa（表），見流程圖1－2，段間冷卻到38℃，在第三段和第四段之間，裂解氣用堿洗處理脫除酸性氣體。五段出口裂解氣用水冷卻后進苯洗塔，在苯洗塔中脫除苯，使其含量達到2×10-6以下，以防止在深冷系統的溫度下凍結。除苯后的裂解氣經丙烯和脫乙烷塔進料冷卻到15℃后進裂解氣干燥器，干燥后送往脫甲烷系統。

來自堿洗塔的廢堿先用汽油洗滌，然后存于貯罐中，并送往氧化反應器。在氧化反應器中廢堿同空氣混合，廢堿中的Na2S在較高的壓力（大約3 MPa）和溫度（180℃）下，發生下列放熱氧化反應。

　　　　　　Na2S?。?O2　→　Na2SO4

高壓蒸汽通入反應器中，以維持反應溫度，補充反應熱。反應后的物流從反應器頂部出來進入洗滌塔，塔中的富氮惰性氣體放空，塔底液體用泵送出經水冷，一部分去下一步處理設施，其余的循環返回廢堿洗滌塔頂部。

五段吸入罐的烴類液體送到冷凝液汽提塔，液體被用蒸汽加熱的再沸器產生的蒸氣汽提，去掉乙烷和較輕的組分。塔頂餾出物返回到四段吸入罐，塔底物料冷卻后送脫丙烷塔。三段排出罐的凝液先送回三段吸入罐，然后再到汽油汽提塔。二段凝液一部分也可送到急冷水塔，以便在所有操作方式下都可以向汽油分餾塔提供回流，冷凝水返回到急冷塔。

三、裂解氣深冷

裂解氣經干燥后，使其露點達到–55℃，以防低溫下結冰。然后逐步冷卻到大約–72℃。從脫甲烷塔第一分離罐出來的冷凝液分成兩股，一股經自身換熱，另一股與–101℃的乙烯冷劑換熱分別送到脫甲烷塔。

從第一分離罐出來的裂解氣用尾氣和最冷級位的乙烯冷劑冷到–98℃。第二分離罐分離出的凝液直接送到脫甲烷塔，氣相在同一換熱器上用含氫和甲烷的尾氣及液態循環物料的蒸發來深度冷卻，然后送到第三分離罐。第三分離罐出來的液體被氣化以供脫甲烷塔頂冷凝器的回流，罐頂的部分物流經渦輪機膨脹的內膨脹達到較低的壓力，為脫甲烷塔頂冷凝器進一步提供冷量，而另一部分物流被進一步提純，以提供氫氣，供裝置內部和輸出之用。

氫氣在絕熱式熱交換系統中提純，這個系統中需要的冷量通過焦耳–湯姆遜系統中的液體甲烷的膨脹獲得。

焦耳–湯姆遜膨脹產生的兩股富甲烷液體在燃料氣的壓力下蒸發和再加熱，產生一股摩爾分數為95%的富氫氣體。這股氫氣經再加熱、甲烷化，而后在分子篩干燥系統中被干燥，產生的氫氣用于乙炔轉化、丙炔和丙二烯轉化、裂解汽油加氫和輸出。輸出氫氣中的一小部分用往復式壓縮機壓縮到3.92 MPa（表）供聚乙烯和聚丙烯工廠使用。

四、脫甲烷塔系統

裂解氣深冷系統出來的物料送到脫甲烷塔，操作壓力約為0.54 MPa（表），以便節省能量。脫甲烷塔的液體再沸是用裂解氣在塔釜再沸器和中間再沸器加熱。塔底產物先分成兩股一股直接送往脫乙烷塔，另一股用裂解氣進一步預熱后也送往脫乙烷塔，見圖1－3。

在溫度較低區域內（在–60℃），為了防凍可注入甲醇，其注入量取決于水合物生成量的多少。脫甲烷塔回流罐頂部物流在深冷系統中重新加熱之后，再用于干燥器再生，然后送往燃料系統。

 五、脫乙烷、乙炔加氫和乙烯精餾

如上所述，脫甲烷塔底物流分成兩股進脫乙烷塔。脫乙烷塔頂餾分，經丙烯冷劑冷凝并提供回流，塔釜用急冷水再沸器，同時還有一臺低壓蒸汽加熱的備用再沸器，見圖1－4。

脫乙烷塔頂產物經選擇加氫使乙炔轉變為乙烯和乙烷而被脫除，加氫采用兩臺反應器，其中一臺備用，以便在用過熱蒸汽和空氣混合物再生催化劑時，保持連續操作。

脫乙烷塔頂物流加入氫氣后，用反應器的流出物和低壓蒸汽預熱，預熱之后自上而下通過催化劑床層，溫升和加入進料中的氫氣百分比成比例。為了防止反應器溫度過高，提供了一套安全監測器，以便在事故狀態時切斷氫氣。在催化劑床層之間裝有中間冷卻系統，反應器的流出物用水冷卻，并與反應器的進料換熱。反應的副產物是稱作綠油的乙炔聚合物。乙烯精餾塔進料需要干燥，主要是防止結冰。綠油對干燥不利，為除掉綠油，來自乙炔反應器的冷卻后的流出物，與從乙烯精餾塔側驪采出的乙烯/乙烷液體在一個吸收塔中逆流接觸。綠油吸收塔底部物料返回到脫乙烷塔，含有綠油脫乙烷塔物料送往脫丙烷塔，并最終進入粗裂解汽油。綠油吸收塔的氣體經過分子篩干燥器送到乙烯精餾塔，干燥器有兩臺，一開一備。

乙烯精餾塔有三臺底部再沸器和一臺再沸器，可以大限度地回收冷量。中間再沸器用裂解氣和乙烯冷凍壓縮機排出的乙烯冷劑加熱，主再沸器由壓縮機排出的丙烯冷劑和乙烯冷劑加熱。該塔頂用–40℃的丙烯冷劑冷凝，從乙炔轉化器來的過剩氫氣返回裂解氣壓縮機，有一臺排放氣冷凝器可減少返回物流中的乙烯量。

從乙烯精餾塔底部抽出的物料，用裂解氣蒸發。在冷箱中用丙烯冷劑進一步加熱之后，送往裂解爐與界區外來的新鮮乙烷原料混合裂解。液態乙烯產品直接送往貯罐，從這個罐將產品用泵送出，液體乙烯在作為氣體產品送出界區之前用丙烯冷劑蒸發和過熱。

 六、脫丙烷和脫丁烷

本工序的目的是為了把脫乙烷塔底物料，和凝液汽提塔底物料中的C3和C4及更重組分分離開，見圖1－5。

凝液汽提塔底物料和脫乙烷塔底物料是脫丙烷塔主要進料。脫丙烷塔分成兩個塔，每個塔的操作壓力不同。產生大部分C3餾分的脫乙烷塔底物料被送至一號脫丙烷塔，塔的操作壓力正好可使用冷卻水全部冷凝塔頂蒸汽，一部分蒸餾物作為塔的回流，另一部分送到丙炔、丙二烯轉化系統，中間再沸器的熱量靠急冷水提供，底部再沸器熱量由低壓蒸汽提供。一號脫丙烷塔底物料送到二號脫丙烷塔，塔頂氣體用丙烯冷劑冷凝，中間再沸器的熱量由急冷水提供，底部再沸器熱量由低壓蒸汽提供。

二號脫丙烷塔的塔頂液體產品，在返回一號脫丙烷塔底以前，用一號塔底物料預熱。含有C4餾分和更重組份的二號塔底物料用泵送到脫丁烷塔。為了防止聚合，可以在二號脫丙烷塔進料中加入阻聚劑。

脫丁烷塔用冷卻水作為回流冷凝介質，再沸器用低壓蒸汽加熱。塔頂混合碳四液體產品送往貯罐，塔底物料與來自汽油汽提塔的汽油混合，在用冷卻水冷卻之后，送到裂解汽油加氫裝置。

 七、丙二烯、丙炔加氫和丙烯分餾

在這一工序中，包括脫除物流中含有的丙二烯、丙炔反應生成丙烷和丙烯，以及汽提出過剩氫氣和甲烷的設施。脫丙烷塔頂物料由泵送到丙二烯、丙炔轉化系統，中間要經過分子篩干燥器脫除殘余的水分。轉化系統由三臺設備組成，兩臺在線，一臺備用，這樣反應器再生時可連續操作。

反應器流出物進入汽提塔，從該C3產品中汽提掉過剩的氫和甲烷。汽提塔頂物用冷卻水冷凝并送到回流罐。為了減少返回裂解氣壓縮機的排放氣中的丙烯損失，提供了一臺排放氣冷凝器。汽提塔底的物料進入丙烯分餾塔。

一部分來自回流罐的液體進行再循環，以稀釋轉化器進料。轉化器進料中丙二烯、丙炔濃度低，可減小溫升和轉化器內丙烯的蒸發。

丙烯分餾塔系統把進料分離成塔頂的聚合級丙烯產品和塔底的丙烷產品，塔在選定的壓力下操作，以便回流可用冷卻水冷凝。分餾塔再沸器的熱量由循環急冷水和低壓蒸汽提供。聚合級丙烯產品用泵送到界區外。丙烷返回裂解爐與新鮮丙烷一起去裂解。

 八、丙烯制冷

丙烯制冷系統是一個經多級壓縮、多級節流的循環系統，使用汽輪機驅動離心式壓縮機。該系統提供四個制冷級位，即–40℃、–24℃、–7℃、15℃，還有一個級位是1℃，用來蒸發乙烯產品。壓縮機排出氣用冷卻水冷凝，其制冷級別，根據用戶的要求，可以分為不同的溫度等級，見圖1－6。

 九、乙烯制冷

該系統為多級壓縮、多級節流的封閉循環系統，并與丙烯制冷系統構成復疊式制冷系統。乙烯制冷系統提供了三個制冷級位，即–101℃、–75℃、–63℃，為封閉式三級制冷，用汽輪機驅動離心式壓縮機。壓縮機排出氣先用冷卻水冷卻，然后用丙烯冷劑部分地降低其過熱度。當排出氣通過乙烯分餾塔再沸器時，進一步降溫，并在乙烯分餾塔中間再沸器中冷凝，備有一臺采用丙烯冷劑的開工冷凝器，見圖1－7。

　　以上介紹的順序分離流程為魯姆斯前端低壓脫甲烷流程（80年代采用的）。隨著技術的發展，新的技術被進一步采用，具體表現在如下幾個方面：

急冷系統粘度控制采用乙烷裂解TLE出口流出物（未注急冷油）作為汽提介質。

低壓丙烯精餾與丙烯制冷組成開式熱泵。

C3液相加氫采用催化精餾，見圖1－8。

裂解爐采用SRT–Ⅳ型爐。

采用CH4、C2H4二元混合制冷。

除了魯姆斯公司采用順序流程外，美國凱洛格公司也采用順序分離流程。其流程特點為采用毫秒爐、前端高壓脫甲烷、后端乙炔加氫，見圖1－9。

第二節　前脫乙烷流程

爐區和急冷區流程與順序流程基本相同。前脫乙烷流程系裂解氣經五段壓縮后，先把比C2輕的餾分和比C3重的餾分分開，然后分別進行分離得甲烷、氫、乙烯、丙烯等產品。脫炔一般采用前加氫，此法適用于含有較大量C3＋的氣體。采用此流程的代表性技術是林德法，見圖1－10。它按脫甲烷塔操作壓力的不同分為高壓法（操作壓力3.35 MPa）和低壓法（操作壓力1.18 MPa）兩種。

 一、低壓法

如圖1－11所示，裂解氣經三段壓縮后，用8%堿液脫酸性氣體，再進入壓縮機四、五段，其次用乙二醇脫水干燥，然后用丙烯制冷劑進行逐級冷卻后，送入脫乙烷塔。

脫乙烷塔在3.17 MPa壓力下操作，塔釜溫度在10℃以上。塔頂出來的C2-餾分送入管式加氫反應器，在鈀系催化劑存在下進行選擇加氫脫炔，再經脫水干燥后，進入冷箱系統。在乙烯冷劑和節流膨脹制冷下，可得90%的富氫氣，凝液進入脫甲烷塔。

脫甲烷塔的操作壓力為1.18 MPa，由于操作壓力較低，故需要增加甲烷制冷壓縮機或者蒸發富甲烷冷凝物（此冷凝物然后須循環至壓縮機），以補償低壓脫甲烷塔頂約–120℃的溫度要求。

脫丙烷塔頂分出C3餾分，并進入C3管式加氫反應器除去丙二烯和丙炔。加氫后的氣體用C3烴洗滌綠油，干燥后送入丙烯塔。

丙烯塔分上下兩塔，上塔操作壓力為1.17 MPa，下塔操作壓力為2.45MPa，比采用一個塔（塔壓為1.77 MPa）精餾丙烯，可節省一半的冷量。

二、高壓法

林德公司提出了高壓脫甲烷和增設提濃塔的工藝流程（如圖1－12），高壓脫甲烷塔的操作壓力較高，約3.3 MPa。從各種制冷步驟分出的冷凝物與提濃塔底產物一起送至脫甲烷塔，部分回流用做氣相提濃塔的冷卻介質。冷甲烷產物的冷量盡可能在脫甲烷塔頂加以回收，這樣乙烯損失相當低。

高壓法與低壓法的比較，如表1－1所示，三機總功率消耗減少7%，投資節省5.5%。近年來，魯姆斯公司通過改進、推斷和計算，認為低壓法節能約2600KW（300Kt/年裝置）。

表1－1　乙烯裝置脫甲烷工藝比較

 第三節　前脫丙烷流程

 前脫丙烷流程系裂解氣經三段壓縮后，先把比C3較輕的餾分（C3－）和比C4較重的餾分（C4－）分開，使C4＋不再進入壓縮機高壓段和精餾分離系統，然后再從C3－輕組分中依次分出甲烷、氫、乙烯、丙烯等產品。脫炔一般采用前加氫，此法適用于含有較大量C4＋的氣體（如以柴油等含硫量高的重質烴　作裂解原料）。圖1－13為三菱油化法前脫丙烷流程。

例如，某裝置用煤柴油餾分作原料，相對密度在0.82以下，餾程為180～345℃，族組成中石蠟烴在56%（質）以上、芳香烴在20%（質）以下，主要產品為純度在99.9%以上的聚合級乙烯、純度為93%以上的化學級丙烯以及芳烴抽提的原料（加氫汽油）等。

 一、裂解

有五臺煤柴油裂解爐、一臺乙烷爐，清焦周期40天，每臺爐年平均運轉天數為315天，一臺爐燒焦時，另四臺爐負荷提到107%。

煤柴油餾分經預熱到160℃送入裂解爐，在對流管出口溫度為530℃時進入輻射管，爐出口溫度控制為765℃，裂解氣經急冷熱交換器急冷到530℃，進入淬冷器。淬冷器出口溫度為195℃，淬冷后的裂解氣進入汽油分餾塔，塔底溫度控制為190℃，塔頂溫度為102℃。從塔中段抽出中段油循環，塔底急冷油抽出經換熱發生稀釋蒸汽后到淬冷器循環。塔頂油、氣經冷卻進入油水分離器，氣相至分離系統，汽油至汽油加氫系統，罐底工藝水循環發生稀釋蒸汽。

急冷熱交換器產生8.35 MPa較高壓蒸汽，經蒸汽過熱爐過熱到470℃，與高壓鍋爐發生的8.35 MPa蒸汽匯合后驅動主汽輪機。

 二、分離

裂解氣在壓縮機升壓到1.17 MPa后，經堿洗塔、干燥器至脫丙烷塔，從塔頂分出C1、C2、C3，再至工藝氣壓縮機升到3.33 MPa進入深冷系統。脫甲烷塔底物料進入脫乙烷塔，其塔頂的氣相經乙炔加氫至乙烯精餾塔分出乙烯和乙烷，塔底的C3餾分氣化經丙炔加氫后至丙烯精餾塔，分出丙烯及C3液化氣。脫丙烷塔底物料進入脫丁烷塔，其塔頂分出C4，塔底液相并入裂解汽油。

采用前脫丙烷流程的公司較多，主要有斯通-韋伯斯特（S＆W）公司和布朗路特（Brown＆noot）公司。不過這兩家公司的流程仍有區別：（S＆W）公司采用前端乙炔加氫、后端丙炔加氫，脫甲烷系統采用ARS技術；布朗路特公司則采用前端乙炔、丙炔加氫。這兩家公司的乙烯精餾塔均與乙烯制冷系統構成開式熱泵。由于布朗路特公司的前脫丙烷流程投資較低，將在低投資流程中作進一步介紹。下面就斯通-韋伯斯特公司的前脫丙烷、帶ARS的乙烯流程作一簡單介紹；其流程示意圖見圖1－14～圖1－16。裂解爐為USC型超選擇性裂解爐。

從裂解爐急冷鍋爐出來的裂解氣經急冷油冷卻后進入汽油分餾塔，經水急冷后進入壓縮機一段吸入罐，裂解氣經四段壓縮機出口后入堿洗塔，經高壓脫丙烷塔脫去C3、C4及其以下餾分，入壓縮機五段，經進一步壓縮后進行乙炔加氫，之后經ARS系統脫除甲烷，第一脫甲烷塔塔底餾出物進脫乙烷塔，來自第二脫甲烷塔塔底及脫乙烷塔塔頂餾出物進入乙烯精餾塔分離出乙烯產品。來自低壓脫丙烷塔塔頂及脫乙烷塔塔底餾出物，經碳三加氫后，進入丙烯精餾塔分離出丙烯產品。低壓脫丙烷塔底餾出物去脫丁烷塔分離出C4產品及裂解汽油。

第三節　低投資分離流程

布朗路特公司在60年代就建有低投資的乙烯裝置，但其能耗高。由于能源價格上漲，因此在80年代設計的乙烯裝置都是非常節能的。但這些裝置的投資也變得稍高了，不過增加的投資可通過所節省的能耗得到補償。然而，80年代初出現了一種新趨勢，原油價格疲軟，能源價格的上升遠低于人們預期的高度，并且市場上廉價乙烯充斥市場。之后，布朗路特公司確定了今后乙烯工藝技術的發展目標及乙烯裝置設計原則：①低投資；②低能耗；③維護簡便；④性能經過驗證；⑤易于操作。

總之，布朗路特公司的乙烯技術是以低投資為其特點的，根據原料不同有前脫乙烷和前脫丙烷兩種流程。

一、低投資前脫乙烷流程

此流程只適合于以乙烷為原料的情況，其流程示意圖見圖1－17、圖1－18。

乙烷和循環乙烷在裂解爐中裂解。爐子出料先在廢熱急冷鍋爐冷卻，然后在水洗塔直接急冷。廢熱急冷鍋爐產生的高壓蒸汽用于驅動主要的壓縮機。裂解氣接著經過壓縮，堿洗脫除酸性氣體，干燥，然后進入分離段。

分離順序依次為脫乙烷塔－脫甲烷塔－乙烯精餾塔。這個工藝有一獨特性能，就是三個塔都是利用“熱泵”原理在低壓下操作。其中脫乙烷塔和脫甲烷塔是利用裂解氣壓縮機組成“熱泵”，而乙烯精餾塔是利用乙烯冷凍壓縮機組成“熱泵”。

經過干燥后的裂解氣，先在低壓脫乙烷塔中脫乙烷。脫乙烷塔頂分餾出來的裂解氣中全部為C2以上輕餾分，進入裂解氣壓縮機末段。

壓縮機出口裂解氣進入前加氫反應器，在反應器里乙炔被選擇性地脫除。加氫反應器中不含乙炔的流出物，被部分冷凝，提供脫乙烷塔的回流。脫乙烷塔頂未冷凝部分，則向前進入脫甲烷塔和冷箱膨脹系統。

這個設計采用了布朗路特公司的低壓脫甲烷系統。脫甲烷塔的操作與脫乙烷塔和冷箱系統相結合。從脫乙烷塔回流分離罐送來的脫乙烷塔頂氣體餾分，在進入脫甲烷塔進料分離罐之前，先在進料冷凝器中逐級冷凝，然后進入進料分離罐。分離出來的液體，成為低壓脫甲烷塔進料。脫甲烷塔是個再沸汽提塔，塔頂不設冷凝器，塔頂氣體循環到裂解氣壓縮機一個中間段。

來自脫甲烷塔進料分離罐的氣體，進入冷箱系統，從冷箱系統回收的氫氣和甲烷送去做為燃料氣。在冷箱中通過自身制冷提供冷凍，并輔以布朗路特公司所有的膨脹機流程，來把乙烯回收和制冷回收同時到最大。

來自脫甲烷塔底不含乙炔的乙烷、乙烯餾分送到低壓乙烯精餾塔。乙烯精餾塔與乙烯制冷壓縮機組成一個熱泵系統，配合乙烯制冷系統而操作。乙烯產品可以從乙烯制冷系統幾個地方抽取出來，這樣做容許乙烯產品輸送出界區的條件有較大的彈性，同時把附加設備的需要減到最低。來自乙烯精餾塔底的乙烷在回收冷量后，全部循環到裂解爐去再進行裂解。

二、低投資前脫丙烷前加氫流程

此流程適合液體原料，其流程示意圖見圖1－19。

原料經急冷油預熱后進入裂解爐，在裂解爐對流段注入稀釋蒸汽以降低烴分壓，出裂解爐輻射段爐管的裂解氣經二級急冷鍋爐冷卻后進入油洗和水洗系統。急冷鍋爐中發生超高壓蒸汽以驅動壓縮機的汽輪機。燃料油從油洗塔塔釜中被分離送出界區，水洗塔塔釜液作為裂解汽油產品。

水洗塔塔頂氣體進入壓縮單元，三段出口堿洗，堿洗塔塔釜廢堿液以界區內廢堿處理單元處理后送出界區，塔頂裂解氣經干燥后進入雙塔脫丙烷系統，低壓脫丙烷塔塔釜液進入脫丁烷塔，脫丁烷塔頂混合C4送入丁二烯抽提裝置，塔釜物流和餾出物汽提塔塔釜液混合在一起作為裂解汽油產品。

高壓脫丙烷塔塔頂裂解氣繼續進入壓縮機四段，經壓縮后進入C2和C3加氫反應器，然后經干燥后進入深冷系統，深冷系統由一系列冷箱和脫甲烷塔構成，甲烷及其更輕組分從脫甲烷塔塔頂和冷箱中分出作為燃料氣進入燃料系統。脫甲烷塔釜C2及其更重組分進入脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂餾出物作為乙烯精餾塔進料，乙烯精餾塔和乙烯制冷壓縮機構成開式熱泵系統，乙烯精餾塔塔頂乙烯產品經乙烯制冷壓縮機系統送出界區，塔釜乙烷返回裂解。脫乙烷塔塔釜碳三組分進入丙烯精餾塔，丙烯產品從該塔塔頂流出后送出界區，塔底丙烷則返回裂解。

分離用冷量由丙烯制冷壓縮機和乙烯制冷壓縮機提供。

 第四節　漸進分離流程

德西尼布（Technip）集團公司開發的漸進分離流程（稱為Split　Flow），是建立在嚴格的熱力學原理基礎上的一種具有自身特點的分離流程。漸進分離流程前脫甲烷流程示意圖說明了其分離原理，見圖1－20。

德西尼布集團把上述分離概念與KTI公司的裂解爐和熱區技術相結合，推出Topkin技術，其流程示意圖見圖1－21至1－23。

 第五節　油吸收分離流程

布朗路特公司提出的新的溶劑吸收和分離脫甲烷工藝，是對原有的油吸收進行改進，與前加氫和前脫丙烷結合起來，除去C4及其C4以上餾分之后，再進行油吸收脫甲烷的流程，并且結合現代的低溫分離的優點，這樣將對乙烯分離工藝作出較大的改進，無論對新建乙烯裝置和老裝置的改擴建都有深遠的意義。其流程簡圖如圖1－24所示。

油吸收脫甲烷系統主要由吸收塔、再生塔和乙烯回收系統組成。來自前脫丙烷和前加氫系統的部分裂解氣經冷卻后進入吸收塔。在該塔中用溶劑將C2及更重的組分吸收下來，自塔底送入再生塔中。在再生塔內用塔釜的再沸器加熱使溶解的C2及更重組分與溶劑分離，解吸出來的C2及更重組分由再生塔頂進入脫乙烷系統。塔底的溶劑經冷卻后返回吸收塔重復使用，由吸收塔頂出來的甲烷尾氣進入乙烯回收系統。乙烯回收系統設有一小冷箱和甲烷膨脹壓縮機，用來回收尾氣中的乙烯，甲烷尾氣送入燃料系統，回收乙烯的物料返回到裂解氣壓縮機。

解吸塔頂物流送入脫乙烷塔，脫乙烷塔塔頂物流進入乙烯塔分離出乙烯產品和乙烷（返回到裂解爐裂解）。脫乙烷塔底部物流進入丙烯塔分離出丙烯產品和丙烷。前脫丙烷塔底物流則進入脫丁烷塔分離出混合碳四和裂解汽油。

由于采用了前脫丙烷前加氫流程，C4炔烴在油吸收塔中不存在，所以其再生塔的結焦問題也不會產生。

第七節　六種分離流程的比較

流程的比較涉及到多方面的問題，諸如裂解原料、工藝條件、設備的改進，以至裝置規模等等，要進行全面的分析和比較，不能單憑一項指標，而作絕對的肯定或否定。當然，不能否認，能量指標是一項重要而關鍵性的評價指標。同樣，投資也是評價一種流程的一項重要指標。此外，評價流程的其它內容還有經驗、可操作性、彈性及穩定性。

不少公司對后加氫順序分離流程、前加氫前脫乙烷流程、前加氫前脫丙烷流程以及油吸收流程進行了研究，普遍認為順序分離流程熱力學效率較高（漸進分離流程也是順序分離流程之一）?？偟膩碇v各種流程都具有其自己的優點，下面分別對各流程進行概括。

一、順序分離流程

采用順序分離流程的公司有魯姆斯公司和凱洛格公司，前者采用低壓脫甲烷流程，后者采用高壓脫甲烷流程。它們最新流程的技術特點如下：

魯姆斯公司順序分離流程技術特點

⑴采用SRT–型裂解爐；

⑵五段裂解氣壓縮，三段出口堿洗；

⑶順序分離前端低壓脫甲烷；

⑷后端加氫；

⑸雙塔雙壓脫丙烷；

⑹丙炔加氫采用催化精餾；

⑺低壓丙烯精餾，并與丙烯制冷機形成熱泵。

凱洛格公司順序分離流程技術特點

⑴采用毫秒爐；

⑵五段裂解氣壓縮，四段出口堿洗；

⑶順序分離前端高壓脫甲烷；

⑷后端加氫；

⑸裂解氣壓縮機段間采用特殊結構的一體化的段間換熱器和吸入罐。

二、前端脫乙烷流程

采用前端脫乙烷流程的公司有德國林德公司和美國布朗路特公司。前者對液體原料也采用前端脫乙烷流程，而后者則只在裂解乙烷時采用。

林德公司前端脫乙烷流程的技術特點

⑴采用Pyrocrack1-1型或Pyrocrack2-2型裂解爐；

⑵前端乙炔等溫加氫，前瑞脫乙烷；

⑶雙塔雙壓脫乙烷；

⑷裂解氣五段壓縮，四段出口堿洗；

⑸乙烯塔單股進料并和乙烯機形成開式熱泵。

布朗路特公司前端脫乙烷流程的技術特點

⑴前端熱泵式乙烷，前端乙炔、丙炔絕熱加氫；

⑵低壓脫甲烷；

⑶低壓乙烯精餾并與乙烯機形成開式熱泵；

⑷投資低；

⑸裂解氣四段壓縮。

三、前脫丙烷流程

采用前脫丙烷流程的公司目前有美國斯通-韋伯斯特公司及布朗路特公司。

斯通-韋伯斯特公司前脫丙烷流程技術特點

⑴采用USC型裂解爐；

⑵前端雙塔雙壓脫丙烷、前端乙炔加氫；

⑶裂解氣五段壓縮、四段出口堿洗；

⑷采用ARS技術和預脫甲烷塔；

⑸低壓乙烯精餾、多股進料，乙烯精餾與乙烯制冷機形成開式熱泵。

布朗路特公司前脫丙烷流程技術特點

⑴前脫丙烷深冷分離脫甲烷

①采用KTI公司的GK-Ⅴ型裂解爐；

②前端雙塔雙壓脫丙烷，前端乙炔、丙炔加氫；

③裂解氣四段壓縮、三段出口堿洗；

④乙烯低壓精餾并與乙烯制冷機形成開式熱泵；

⑤低投資。

⑵油吸收脫甲烷

①油吸收脫甲烷；

②前端脫丙烷、前加氫；

③無乙烯制冷壓縮機；

④節省低溫鋼材；

⑤低投資。

 四、漸進分離流程（TOPKIN）

漸進分離流程也是順序分離流程的一種，德西尼布公司采用此技術，其特點如下：

1、采用KTI公司的GK-Ⅴ型裂解爐；

2、中壓雙塔脫甲烷；

雙塔脫丙烷塔。

各家專利商為了說明自己所采用的流程是先進的，均對其它流程作了研究。從他們的研究數據來看，裂解氣壓縮機的功率為前脫丙烷最小，順序流程最大；丙烯制冷壓縮機的功率為前脫丙烷最大，乙烯制冷壓縮機的功率為前脫乙烷為最大，總的能耗還是前脫丙烷流程為最低。

某裝置采用以柴油為原料的深冷分離流程，由于含硫量較高，脫硫采用可再生的乙醇胺方案為宜。但在裂解氣中含量較高的丁二烯和其它雙烯烴，會在乙醇胺再生塔的塔釜和再沸器處結垢，以致影響運轉。解決的辦法是在脫硫前切去C4以上的重質餾分，以下組分進入乙醇胺脫硫裝置，從而避免了結垢。這就是魯姆斯公司從技術上考慮推薦前脫丙烷流程的原因。對于石腦油或含硫量小的柴油，沒有必要采用前脫丙烷流程（指的是前加氫的前脫丙烷流程），仍采用順序流程為好。

魯姆斯公司還就前脫丙烷流程的脫丙烷塔的位置作了全面的比較和分析，認為擺在壓縮機三段出口是很理想的位置，比擺在四段或五段出口為好，再沸器結垢可能較少，盡管三機功耗會增大一些。雖然由于上述理由推薦了前脫丙烷流程，但從魯姆斯公司關于三機功耗的分析比較中，再一次證實了前脫丙烷流程功耗大于順序流程，可見表1－2。

表1－2　以順序流程為比較基礎的前脫丙烷流程三機功耗

（軸馬力）增減（200kt/a年乙烯）

由表可知，功耗改變較大的是裂解氣壓縮機和丙烯制冷機，特別是丙烯制冷機，而乙烯制冷機受影響不大。脫丙烷塔位于壓縮機五段出口，三機總功耗與順序流程差別無幾，且炔烴加氫反應器在高壓下操作。但是，脫丙烷塔在高達3.63 MPa下操作，要冒再沸器結垢的風險。把脫丙烷塔擺在三段出口盡管功耗較高，但比較穩妥可靠。

魯姆斯公司認為，前脫丙烷的三個方案的三機總功耗均較順序流程高，但都未超過順序流程功耗的10%，因此當裂解原料含硫量較高，采用前脫丙烷流程還是可取的。

通常柴油含硫量為2.5%～3%（質），視裂解深度而異，將15%～30%（質）的硫轉化為H2S，結果裂解氣可能含硫量為2%（質）左右。因此，須選用乙醇胺脫硫流程，采用前脫丙烷的深冷分離流程。雖然三機功耗稍高，但可由節省苛性鈉的消耗來抵償。

經濟比較表明，如原料含硫量較高，采用前脫丙烷流程是有經濟吸引力的。盡管如此，至今未見魯姆斯公司把前脫丙烷流程付諸實施。布朗路特公司認為，當裂解原料是液態時，采用前脫丙烷前加氫流程有以下優點，即不需要注入氫和一氧化碳，不需要備用反應器和再生設施，乙烯塔不需側線出料。而斯通-韋伯斯特公司近來設計的乙烯裝置也采用前脫丙烷流程。由此可看出前脫丙烷流程具有其自身的優點。

從前面的敘述可知任何一種流程都有其自身的特點，都是當前世界上先進的乙烯技術。從它們各自堅持自己的流程來看，也可知任何一種流程也有其缺點?？傊?，選擇何種工藝流程應根據具體情況來確定。下面就某些流程的優缺點進行一些介紹。

順序分離流程是被采用的較多的一種流程，現仍有三家公司（魯姆斯、凱洛格、德西尼布）采用此種流程，而斯通-韋伯斯特公司以前也采用此流程。原始的順序分離流程是高壓甲烷，為了進一步節能魯姆斯公司則改用低壓脫甲烷，而德西尼布集團公司則采用中壓脫甲烷，并設預脫甲烷塔。在順序分離流程中低壓脫甲烷流程很復雜，而高壓脫甲烷流程則較為簡單。順序分離流程由于采用后加氫，容易產生綠油，乙烯精餾塔需多設一段用來分離氫、甲烷，操作較為復雜。而下面所介紹的內容則說明在何種情況下采用什么流程比較節能。

脫甲烷系統是整個裂解氣分離的關鍵。無論在設計上的考慮，還是工藝上的安排，也都是圍繞甲烷氫分離這一中心來進行的。近年來，對脫甲烷系統分離工藝也在不斷加以改進和完善。

過去經常采用的是具有多股進料的單塔脫甲烷系統，但其中組分最重的一股進料，不僅其量大，而且含有大量的C3和C4餾分。若能在主脫甲烷塔之前設一預分餾塔，對物料進行一次分離，使預分餾塔底分出一部分重組分并直接去脫乙烷塔，則不僅減少了主脫甲烷塔的負荷，而且乙烷塔也多了一股進料，相當于進行一次預分離，也使脫乙烷塔的冷凝器、再沸器的負荷減少。

關于雙塔脫甲烷，對第一脫甲烷塔要求其塔頂氣體基本上無C3餾分，塔釜釜液要保證甲烷含量很低，以保證符合乙烯產品標準對甲烷含量的規定。

對第二脫甲烷塔除了要求塔釜釜液甲烷含量低外，還要求塔頂盡量減少乙烯損失，塔釜物料直接去乙炔加氫，再去乙烯塔。據報道，對一年產300kt乙烯裝置，采用雙塔脫甲烷工藝，則可節省丙烯制冷功率1200KW，所以現在一般采用雙塔脫甲烷工藝。德西尼布集團公司采用的就是雙塔脫甲烷工藝。

從70年代中期開始，部分公司用低壓（0.6 MPa）脫甲烷代替高壓脫甲烷（3.0 MPa）。采用低壓脫甲烷后，大大降低了脫甲烷塔的汽提量與回流比，從而節省了冷量，大大降低了能耗。一年產450kt乙烯裝置，采用低壓脫甲烷，其能耗要比高壓脫甲烷降低3790KW。

為了滿足低壓脫甲烷塔塔頂溫度的要求（-135℃），相當于增加了獨立的閉環甲烷制冷系統，因此低壓脫甲烷僅適用于以石腦油、輕柴油等重質原料裂解的氣體分離，以保證有足夠的甲烷進入系統，以提供一定量的回流。而對乙烷、丙烷等輕質原料進行裂解，則由于裂解氣中甲烷量太少，不適宜采用低壓脫甲烷工藝。

文獻報道了對以石腦油為裂解原料，年產600kt乙烯裝置模擬的主要結果。通過對制冷和脫甲烷系統進行熱平衡表明，從裂解氣冷凝過程所放出的熱量大于其分餾所需熱量，因此可以用冷的工藝物流回收熱工藝物流的熱量，從而減少外部輸入的熱量。具體講若把脫甲烷塔系統的壓力降到1.2 MPa～1.6 MPa，就可以用裂解氣作兩個脫甲烷塔再沸器的熱源，而裂解氣則從15℃降到-35℃，也節省了裂解氣冷卻所需的冷量。

有人還對在0.6 MPa、1.2 MPa（低中壓）、1.65MPa（高中壓）和3.1 MPa（高壓）四種壓力下所需的總壓縮功率進行了比較。結果發現，當壓力為1.2 MPa時所需總壓縮功率為最低，為47620KW；當采用低壓時，由于丙烯制冷機和甲烷增壓機功率增加，使總功率增加了265KW；采用高中壓時，則由于裂解氣壓縮機、丙烯和乙烯制冷機功率均增加，總功率增加400KW；采用高壓時則由于丙烯和乙烯制冷機功率增加，總功率增加1550KW。因此可以認為，采用低中壓雙塔式脫甲烷系統所需的總壓縮功率是最低的，采用此種壓力操作，乙烯裝置所需總壓縮功率為0.58～0.60kw·h/t乙烯。

前脫丙烷前加氫流程克服了順序分離流程的缺點，有代表性的流程有斯通-韋伯斯特公司的前脫丙烷、ARS（先進回收系統）以及布朗路特公司的前脫丙烷前加氫低投資流程。下面對后者的優點作較詳細的介紹。

五、前脫丙烷深冷分離

⑴布朗路特公司的前脫丙烷塔是一個熱泵系統，該系統由裂解氣壓縮機四段來實現。這就允許脫丙烷塔壓力較低，故塔釜溫度約為73℃，且能穩定運轉。同前脫乙烷和前脫甲烷系統相比，減少了塔底物污垢。甲基乙炔和丙二烯在乙炔反應器中部分轉化，避免了它們通過循環聚積在脫丙烷塔中。

⑵前脫丙烷塔從裂解氣中脫除C4和較重餾分，作為精餾的第一步。C4加上較重餾分并不需要通過在裂解氣壓縮機的最后一段壓縮，然后再冷卻、重熱和降壓。與前脫甲烷系統相比，減少了投資和操作費用。

⑶由于C4和較重烴類在低溫分離前被脫除，因此可以去掉重質烴在低溫脫甲烷塔進料冷卻裝置中被冷凍這一步驟。在整個工藝過程中，并不需要在任一地方噴入甲醇，包括乙烯精餾塔進料。在通常的工藝流程里，可能在脫甲烷塔進料冷卻裝置中發生冷凍和生成水合物，冷卻裝置和乙烯精餾塔可能需要間斷噴入甲醇。由于上述原因，達到和保持乙烯產品中氧化有機物的規格是相當困難的。

⑷    由于在裂解氣壓縮機的最后一段沒有重質烴類，因此為了避免該段產生污垢，該段的排出溫度要比前脫甲烷系統低一些。

⑸布朗路特公司前加氫除炔反應器放置在裂解氣壓縮機最小流量循環系統內，這種設計保證了反應器相對恒定的流量，故而反應器空速一定而與裝置產量無關，反應器運轉是穩定的。這種專有的系統是安全的，而且避免了反應失控。相反，后加氫乙炔反應器與前脫乙烷設計匹配，往往產生不合格的乙烯產品。當裂解爐停車清焦和隨后開車時，這種情況會發生。

⑹由于乙炔是在脫甲烷系統前脫除的，因此在脫甲烷塔冷卻裝置或冷箱里，乙炔冷凍的可能性很小。

⑺在前脫丙烷系統中，乙炔反應器放置在脫甲烷塔之前，因此反應器進料含一氧化碳和氫氣。在前脫甲烷系統中，一氧化碳和氫氣須投入反應器進料中。

⑻在反應器進料中，通常有足量一氧化碳來減少加氫反應?？赏ㄟ^監測進料中CO或乙炔濃度的變化或進料前饋控制系統來調節反應器參數，以避免反應失控。

⑼對前加氫反應器不需要氫氣精制系統，而氫氣精制系統則用于后加氫反應器的。

⑽由于不需要向脫甲烷塔下游物料中注入氣和一氧化碳，氫和一氧化碳的規格可通過操作脫甲烷塔得到控制，乙烯精餾塔不需要多設一段；同高壓、傳統的乙烯精餾塔比，乙烯精餾塔采用低壓蒸餾會增加組分的相對揮發度，這就使乙烯精餾塔的塔板數減少20%左右；由于有輕組分存在，后加氫反應器不能使用低壓乙烯精餾塔熱泵、開環，采用帶熱泵的乙烯精餾塔可大大降低投資和節約能耗；在前加氫除炔反應器里，大約80%的乙炔轉變為乙烯，而在后加氫反應器里，乙炔轉變成乙烯等于零。

⑾乙炔選擇性加氫成乙烯，避免乙烯過度加氫成乙烷，對限制反應器溫升是有利的。在布朗路特公司的設計里，乙炔反應器進料除純C3和較輕的工藝物流外，還包括脫丙烷塔的回流。補充物流具有稀釋作用，這就降低了反應器的溫升，同傳統工藝相比，溫升相當于傳統工藝的67%。稀釋作用也減少了反應器入口處乙炔濃度的波動，這樣運轉起來就比較穩定。

⑿前加氫反應器的催化劑活性在其5年壽命中，活性維持不變，催化劑不需要再生，因此不必設置再生設備。而后加氫催化劑每3～6個月就得再生一次，這就要增加輔助裝置。

⒀前加氫裝置，生成綠油很少，即使有少量綠油生成，亦可返回汽油產品中。所以，在工藝過程中，不存在綠油污染和水合問題。而后加氫裝置，反應器的溫升較高，且選擇性低，造成大量綠油生成，這就需要在乙烯精餾塔前設置綠油脫除裝置。盡管如此，綠油仍然有可能存在于精餾塔內，需要連續或間斷噴入甲醇。

⒁乙烯產品可從乙烯冷凍系統的幾個位置采出，保證了乙烯產品輸送時有較大靈活性，從而降低了投資。

六、前脫丙烷油吸收流程

⑴與前加氫和前脫丙烷相結合，將C4和C4以上的餾分除掉，這樣沒有易結焦的C4烯烴，在解吸塔不會結焦而生成聚合物。

⑵用溶劑吸收完之后，即進行解吸，溶劑所走的回路較短，只在脫甲烷段循環，這樣節省了能量。由于物料脫除了C4和C4以上的餾分，因此參與吸收和解吸的物流量也相對較少，節省了能量。

⑶在吸收塔中，對乙烯的回收率只要控制在90%～95%即可，而不必達到99.5%以上的回收率，這樣溶劑循環量會較少。由于溶劑要耗用冷劑，這樣會減少冷劑而較大地節省能量，這是與以往的溶劑回收區別較大的地方。因為如果要用溶劑使乙烯回收率提高，溶劑比會大大增加。

⑷從吸收塔出來的氣相，損失掉的5%～10%的乙烯用甲烷膨脹-壓縮機和一小冷箱來回收，這樣可以達到99.8%以上的乙烯回收率。

⑸由于采用油吸收脫甲烷工藝，其操作溫度較深冷脫甲烷的溫度高出許多，整個系統采用普通低溫碳鋼即可，而不必引進價格昂貴的低溫合金鋼設備，大大節省了投資。

⑹若用于改造老裝置，改造后增加能力的幅度大，能力可提高100%以上。

⑺不用甲烷制冷壓縮機和乙烯制冷壓縮機，不僅省投資，而且易于維護。

⑻不用脫甲烷塔，冷箱很少，低溫材料和閥門也少。

油吸收分離法與深冷分離法十分接近（圖1－39），其間的區別僅在于脫除裂解氣中氫和甲烷的方法有所不同。深冷分離是采用低溫分凝和低溫精餾的方法從裂解氣中分離氫和甲烷，所需低溫條件要求達-90℃以下。油吸收法是利用吸收劑吸收裂解氣中C2以上烴類而從裂解氣中分離出甲烷和氫，但所需低溫條件可在－40℃以上。因此整個分離裝置只需配置－40℃的制冷系統，使制冷系統大為簡化，而且可避免使用-40℃以下的低溫鋼。

但是，油吸收法由于采用大量吸收劑的循環，因而其能耗較高，生產一噸乙烯的能耗約為深冷分離法的1.5倍以上。此外，油吸收法所得甲烷氫餾分中乙烯和丙烯含量可能高達3%～6%（體），烯烴損失較大。

油吸收法一般不能獲得氫氣產品，而只能由吸收蒸出塔獲得甲烷氫混合餾分，如需用氫氣產品尚需增設變壓吸附裝置。相應地，其脫除炔烴的方案也較多采用前加氫脫炔或吸收法（如丙酮或二甲基甲酰胺）脫炔。

由于能耗高，油吸收法在60年代已幾乎全部被深冷分離法所取代。年產300～400kt以上的乙烯工廠無一例外地采用深冷分離法。今年，KTI與布朗路特公司合作開發了新的吸收法脫甲烷的工藝技術，稱為KTI/AET先進乙烯工藝。該法采用前脫丙烷的吸收法脫甲烷工藝流程。由于節省了乙烯制冷系統和裂解氣低溫預冷系統，不僅投資可降低，而且其能耗可與深冷分離法相競爭，該法已完成500 kt/a乙烯裝置的設計。據稱，以與深冷分離法比較，能耗可降低5%左右，投資降低25%左右（界區內）。

綜上所述，同傳統的順序分離法相比較，KTI公司和布朗路特公司的沒吸收脫甲烷分離工藝，與前加氫前脫丙烷相結合，克服了以往的油吸收分離的缺點，并結合現代低溫分離的優點，既提高了分離的溫度，又提高了乙烯的純度，還降低了分離的能耗。該工藝只需使用丙烯冷劑，不需要乙烯冷劑，因而不需要乙烯制冷壓縮機系統。設備和管道大部分使用碳鋼，大減少了昂貴的低溫鋼材用量，從而節省了投資。另外ALCET（先進的低投資乙烯技術）簡化了工藝，也節省了操作費用。

ALCET比較適用于乙烯的改建項目，因為它大大地利用了現有設備，最少地并聯了新設備；它使老區和新區各自集中，而不影響最復雜的激冷區，避免了改造現有復雜的脫甲烷塔進料激冷系統、脫甲烷和乙烯制冷壓縮系統；它簡化了平面布置，對管道改動、新老區接點和舊系統的拆除工作最少；更重要的是減少了停車時間和所造成的產品損失。

ALCET適用于中國，由于省去了乙烯制冷壓縮機系統、低溫冷箱和不銹鋼的管材、換熱器和塔（如脫甲烷塔）等需要進口的設備和材料，因而節省了外匯。按最近的研究，它與其它的改造工藝相比較，以美國海灣價格為基礎可節省15%，以中國價格為基礎可節省25%。