炼厂干气中乙烯回收和利用技术进展

炼厂干气中乙烯回收和利用技术进展

炼厂干气主要来自原油的二次加工，如催化裂化，热裂化，延迟焦化等，其中催化裂化的干气量最大，产率也最高[1,2]。干气中含有氢气、氮气、甲烷、乙烯、乙烷等，其中催化裂化干气中乙烯的含量约占15%[3]。过去因为没有合适的分离回收和综合利用技术，大多数干气当作为燃料气使用或放火炬烧掉，造成了极大的资源浪费和环境污染[4]。据统计，随着炼油企业的发展，国内催化裂化装置能力已经达到93Mt/a，每年生产的干气产量约为4.14Mt，其中含有乙烯730Kt左右[5]。若炼厂干气回收轻烃技术能全面推广，每年可以节约用于生产乙烯的轻质油4.15Mt，创造效益上百亿元[6]。因此，回收利用炼厂干气已经成为炼油企业降低乙烯生产成本和实现资源有效利用的重要手段。

目前，炼厂干气中乙烯回收利用技术分为两大类：一是通过对干气的精制，然后对干气中的乙烯进行浓缩，最后通过分离回收得到聚合级的乙烯；二是用干气作为原料，利用其中的稀乙烯，直接生产乙苯、环氧乙烷、丙醛等。本文重点对国内外回收利用干气技术进行了综述。

1 炼厂干气中乙烯分离回收技术

从炼厂干气中提取乙烯的技术主要有深冷分离法、吸收分离法、水合物分离法、吸附分离法和膜分离法等。其中水合物分离法是新出现的分离方法，膜分离法正处于实验室阶段或工业试验阶段，而深冷分离法，吸收分离法和吸附分离法已经成熟并实现工业化[7]。下面分别做以介绍。

1.1深冷分离法

深冷分离法是一种已经相当成熟的技术。早在20世纪50年代，人们就开发了常规深冷分离技术[8,9,10]。该方法是一种低温的分离工艺，利用原料中各个组分的相对挥发度的不同，通过气体透平膨胀制冷，在低温下将干气中各个组分按工艺要求冷凝下来，然后利用精馏法将其中的各类烃按照蒸发温度的不同逐一进行分离。

但由于常规深冷分离工艺能耗大，人们不断对其进行改进，最突出的是利用分凝分馏器进行分离。分凝分馏器是美国空气产品公司的设计专利；九十年代初，美国Stone&Webster 公司将其应用于烃气分离工艺中，形成了以分凝分馏器为核心的第一代ARS (Advanced Recovery System)技术[11]。ARS技术由原料预处理、产品选择性分馏和深冷回收等过程组成，其工艺流程见图1。干气经净化、干燥和压缩后进入分凝分馏器。分凝分馏器实际是一个带回流的板翅式换热器，其设计与普通板翅式换热器不同，它具备宽敞的气液通道，底部设一气液分离罐，多股冷物流通过分凝分馏器为其提供冷量。被回收的气体在通道内自下而上流过，越往上其被冷却的温度越低，一部分气体在通道壁上冷凝，冷凝液受重力作用向下流，与气体逆向接触，气体与液膜间既传热又传质，起到了分凝分馏的作用(其分离效果一般相

当于10～15块平衡级)[12]。分凝分馏器既有常规板翅式换热器的传热作用，又起到了常规精馏塔的作用。从分凝分馏器上部排出的尾气，进入到膨胀机，经膨胀制冷温度可降到-100℃，再返回到分凝分馏器，为其提供冷量。与传统的激冷系统只进行热交换过程相比，分凝分馏器在传热的同时进行传质，起到了多级分离的效果。因此，该技术既达到了高的分离效果且能耗较低，比常规的深冷分离技术节能15%～25%；它可使催化干气中的烃类回收率达到96%，对原料的适应较强，产品纯度为聚合级[13]。

图 1 ARS工艺流程简图

1 净化干燥；

2 压缩；

3 分凝分溜器；

4 膨胀-压缩机；

5 尾气；

6 C2馏分；

7 C3馏分

Fig. 1 Process flow diagram of Advanced Recovery System

1 Purification and drying;

2 Compression;

3 Dephlegmator;

4 Expansion turbines- compressors;

5 Off gas;

6 C2 Fractions;

7 C3 Fractions

近年，Stone&Webster公司又提出以热集成精馏系统(Heat Integrated Rectifier System, 简称HRS)为核心设备的第二代ARS技术[14]。HRS既是对传统精馏的改进，也是对分凝分馏器的重大改进，它将常规板翅式换热器、分离罐和精馏塔进行了热集成，无回流泵。它与分凝分馏器相比，传热效率大幅度提高，约为分凝分馏器的10倍。达到相同的分离效果时，设备尺寸大幅减小，投资大幅降低。

深冷分离工艺是提纯裂解乙烯的传统工艺，技术成熟，回收率高，产品纯度高。但该工艺往往需要-100℃的低温下进行，装置能耗高且投资大。一般适合处理有大量干气的情况，特别是炼厂集中的地区及大型FCC装置比较多的地区。如美国Mobil公司，有550万吨/年的FCC干气，采用深冷分离法回收其中的乙烯收到了明显的经济效益[15]。但该技术对炼厂规模小，且又较分散的情况下，则不经济。

针对采用深冷分离法回收炼厂干气工艺存在的能耗高、设备规模大、投资大等问题，中石化北京化工研究院提出了利用混合气作制冷剂来分离催化干气中乙烯的方法。其工艺流程图见图2。炼厂干气经净化和干燥后，进入冷箱冷却，冷却后进入重烃分离罐，罐顶气体再次进入冷箱进一步冷却，罐底液体送入脱甲烷塔；重烃分离罐顶气体经过深冷、节流，进入闪蒸罐，罐顶气体经过膨胀，进入冷箱以回收冷量，然后自冷箱排出；罐底液体进入脱甲烷塔。进入脱甲烷塔的液体经精馏作用脱除甲烷、氢气和氮气等；脱甲烷塔顶得到的气体进入冷箱回收冷量，然后自冷箱排出，塔釜可以得到富含乙烯的物流。工艺利用由氢气、甲烷、乙烯和丁烷组成的混合气作制冷剂，通过三段压缩制冷，采用膨胀机和冷箱回收冷量。本工

艺的显著特点：用氢气、甲烷、乙烯和丁烷等组成的混合气作为制冷剂，来源容易，成本低廉；相对于复叠式制冷，本发明的混合制冷提高了冷量利用效率；干气进入冷箱冷却后进入重烃分离罐，罐底液相直接送入脱甲烷塔，降低了冷箱的负荷；采用膨胀机和冷箱有效地回收了冷量。

FCC Dry

Gas CH 4、H 2

图2

1.2 吸收分离法

吸收分离法是利用炼厂干气中各个组分在吸收剂溶解度的不同进行分离，它可以分为物理吸收法和化学吸收法。物理吸收主要包括油吸收法和Mehra 溶剂抽提工艺。化学吸收法包括水溶液和非水溶液体系。

1.2.1 油吸收法

油吸收法一般利用C 4、C 5和芳烃作为吸收剂，吸收干气中C 2+

，分离出甲烷、氢气、氮气等不凝气体，再用精馏法把吸收的各个组分逐一分离开来。通过对吸收液的解吸和初步分离

可得到含有乙烯84%以上的C 2组分，乙烯的回收率可达95%以上[13, 16]。工艺流程图见图2。该

方法具有规模小，适应性强，投资费用低等特点，适合中小规模炼厂干气中低浓度乙烯的回收。

9

图 2 中冷油吸收工艺流程图

1 炼厂干气；

2 净化及干燥；

3 压缩；

4 吸收塔

5 解吸塔

6 粗分塔；

7 富溶剂；

8 贫溶剂；

9 甲烷、

氢气、氮气等；10 粗乙烯；11 乙烷等组分

中国石化洛阳石化工程公司根据催化裂化干气特点，开发了中冷油吸收法分离干气中乙烯的工艺[17]。该工艺将干气加压到3.5MPa，在-40℃低温下用C5作为吸收剂吸收干气中的C2+，将干气中甲烷、氢气、氮气等分离出去；吸收乙烯的富溶剂进入解吸塔进行解吸，解吸塔顶解吸气经冷却冷凝后，液相回流，气相即为富乙烯气，送往乙烯装置的分离系统。该工艺采用了由螺杆压缩机、冷凝器、液氨储罐、节流阀、蒸发器组成密闭循环的制冷系统，并采用多级制冷方式来节能。

针对催化裂化干气制乙苯技术的发展和干气中丙烯对催化剂的影响，中国科学院大连化学物理研究所开发了一种从催化裂化干气中选择性吸收丙烯的方法[18]。该方法将无需净化和精制的催化裂化干气通过对丙烯有选择性吸收的吸收剂来除去丙烯。吸收剂包括苯、乙苯、二乙苯、三乙苯、多乙基苯、柴油、汽油等中一种或几种混合物。吸收剂对干气中丙烯的吸收条件：操作温度为-10℃～40℃，压力为0.1～3.5MPa，吸收剂/干气体积比(mL/L)：3～25。张银龙等[19]通过苯、乙苯、柴油、反烃化料和乙苯/反烃化料等吸收剂对干气中丙烯吸收效果的对比，结果发现乙苯/反烃化料对丙烯的吸收效果最理想。吸收丙烯后的吸收剂可以在一定的条件下解吸，解吸后的吸收剂可以重复使用。利用吸收后的干气制乙苯可以明显地提高乙基化产物选择性。

中石化北京化工研究院从20世纪70年代开始了中冷油吸收工艺的研究，当时开发的中冷油吸收技术主要用于管式裂解炉裂解气的分离。最近又开发了用于催化干气回收乙烯的浅冷油吸收工艺[3,20]。催化干气经过一段压缩后，脱除酸性气体、NO x和氧气等；再经过二段压缩机，干气的压力提高到2.0～2.6MPa，然后进入干燥器；将干燥后的干气逐步冷却至-20℃～-10℃，送入吸收塔。该工艺采用包含正戊烷、异戊烯、正戊烯和2-戊烯等碳五馏分作为吸收剂，吸收干气中的C2+。富溶剂靠压差进入解吸塔，塔顶得到回收的C2馏分；塔釜采出贫吸收剂，经过逐级冷却，返回吸收塔循环使用。吸收塔中未被吸收的甲烷、氢气、氮气等不凝气体，进入膨胀机和冷箱组成的系统，利用自身的压力膨胀制冷，再在闪蒸罐中闪蒸，从闪蒸罐底部回收其中未被吸收的C2馏分和夹带的吸收剂，不含C2馏分的尾气进入瓦斯管网系统。该工艺的特点是：采用浅冷油吸收流程脱除甲烷、氢等，吸收温度在-15℃左右，可以用氨制冷，操作简单，投资少，能耗低；采用膨胀机和冷箱回收冷量，乙烯回收率提高，可达95%，同时减少了吸收剂的循环量和损失量。

1.2.2 溶剂抽提工艺

溶剂抽提工艺又称作Mehra工艺，它是由美国休斯顿AET公司开发的从炼厂干气中回收乙烯的一种方法[21,22]。Mehra工艺流程图如图3所示。干气经压缩，净化和干燥后，流到抽提-汽提塔下部，由贫溶剂抽提气体中的C2+,然后将富溶剂送入分馏塔就可以得到乙烯等烃类产品。贫溶剂由分馏塔底流出，通过抽提-汽提塔上部和闪蒸罐，可以分别得到90%的氢气和甲烷燃料气，氢气可在变压吸附装置中进一步净化达到99%的纯度。Mehra工艺采用的溶剂一般为聚烷撑二醇二烷基醚、N-甲基吡咯烷酮、二甲基甲酚胺、碳酸丙烯酯、环丁砜和乙二醇三乙酸酯等的特殊混合物。该工艺的操作温度为-37℃，压力为1.7Mpa。

图3 Mehra工艺流程图

1 抽提-汽提塔(下部)；2抽提-汽提塔(上部)；3 闪蒸罐；4 分馏塔；

Fig 3 Process flow diagram of Mehra

1 Extraction-Stripping column(bottom);

2 Extraction-Stripping column(top);

3 Flash Tank;

4 Fractionator

1.2.3 化学吸收法

化学吸收法是利用吸收剂中过渡金属与烯烃形成Π-络合物，使烯烃和其他组分分离。通常采用与烯烃形成络合物可逆性较好，成本相对较低的Cu(I)和Ag(I)。化学吸收法包括水溶液和非水溶液体系。

水溶液体系包括Cu(I)和Ag(I)两种体系。AgNO3、AgBF4和CuNO3等均可用作烯烃的分离。Douglas等[23]开发了一种以AgNO3水溶液为吸收剂的工艺，操作压力为1.65MPa，吸收温度为30～40℃，解吸温度约为50℃。文献[23]还报道I.C.I公司开发了以CuNO3/ 乙醇胺为吸收剂的工艺，操作压力为1.2MPa，吸收温度为30℃，脱附温度为60℃，产品纯度为86.6%，回收率也较高。

非水溶液体系主要是Cu(I)体系。Cu(I)与有机溶剂有弱络合作用，在有机溶剂中比在水溶液中稳定,不易歧化。研究比较多的络合剂有CuCF3(CO)2、CuNO3、Cu2SO4、CuBF4、CuAlCl4、CuAlCH3Cl3、CuAlC2H5Cl3、CuAlCNCl3和卤化胺等，溶剂一般用芳香溶剂[24]。美国Tenneco化学公司开发了一种称为ESEP的双金属盐络合吸收工艺[25, 26]。该工艺采用一种双金属盐类(CuAlCl4)溶于甲苯而形成的Π-络合物作为吸收剂，吸收剂对氢和饱和烃不反应，对CO和不饱和烃具有反应活性，可从气体混合物中选择性的吸收乙烯组分。在吸收乙烯过程中，吸收剂的甲苯被取代，乙烯与络合剂之间形成一个较弱的键，经加热后即可从络合剂中分离出乙烯。副产物CO可进一步精制成CO成品或者用作炼油厂燃料。该工艺在乙烯含量为12%(体积)时，乙烯的回收率可达96%，纯度为99.5%。在炼厂规模不大，产气量较小的情况下，采用该工艺具有一定的优越性。但工艺对原料中水和硫化合物含量要求严格控制，两者质量分数均要求小于10-6。因此该工艺的预处理工程较复杂，性能较好的络合吸收剂的制备工艺也比较困难，所以该工艺的发展受到了限制[27, 28]。

1.3水合物分离法

利用水合物法实现低沸点混合气体分离是一种新的分离技术[29]。气体水合物(简称水合物)是气体小分子(如N2、CO2、CH4、C2H6、C3H8等)在一定的温度和压力下和水生成的一种固体结晶物质[30]。当气体的混合物和水反应生成水合物后，残余气相的组成和进料的组成以及固体水合物相中气相的组成是不一样的。水合物分离气体混合物正是基于平衡时气固两相的组成差异来实现的[31]。

中国科学院广州能源研究所开发了一种从催化裂化干气中分离回收乙烯的方法[32]。该方法的特点是使催化裂化干气与水进行水合反应，生成含有乙烯组分的水合物。在减压和加热状态下，水合物释放出乙烯而达到分离的目的。吸收的压力为2～6MPa，温度为-20～15℃，乙烯产品的浓度为56-81%。他们还提出利用磁化可以加速水合物的生长[33]。对于低沸点气体混合物的分离，与传统的方法相比，水合物分离可以节约大量的能量，是一具有广泛开发前景的分离方法。但是目前水合法的分离技术远不成熟，未达到工业应用阶段。

1.4 吸附分离法

吸附分离法是借助气体混合物中某些组分在固体吸附剂上的优先吸附来实现分离的方法。根据吸附剂再生方法的不同可以分为变压吸附法(PSA)、变温吸附法(TSA)等[34]。在PSA 中吸附剂的再生靠降低压力来完成，而在TSA中吸附剂的再生主要靠加热来完成。PSA由于具有适用气源范围广，产品纯度高，环境污染小，操作简单等特点，目前对其研究较为活跃。TSA工艺由于循环时间长，处理气量小，仅用于纯化过程。有时两者可以结合使用。在分离烯烃-烷烃的吸附工艺中，使用吸附剂通常有沸石、活性碳和金属络合物等。

UOP公司采用沸石型分子筛进行了PSA方法回收催化裂化干气中乙烯的研究[35]。他们在C2分馏塔后配备了一套PSA系统，气体经过压缩、脱水、分馏后，进入C2分馏塔，顶部得到95%以上的乙烯，底部是含少量乙烯的乙烷，再将其送入PSA系统进行乙烯的回收，回收得到的乙烯混到裂化气中再次循环分离。

BOC公司[36]公开了以A型沸石(Na的质量分数60%～75%，K的质量分数25%～40%)为吸附剂，在操作压力0.05～5MPa，操作温度50～200℃的条件下，分离回收乙烯的工艺。专利[37, 38]提出了一种用PSA工艺回收乙烯氧化后混合气体中乙烯的技术，通过PSA工艺可以出去混合气体中的甲烷和氢气，所得乙烯返回到脱甲烷塔中，大大提高了脱甲烷塔的温度，从而降低了能耗。Raymond等[39]人利用吸附法从含低浓度乙烯的混合气体中回收乙烯。首先采用4A沸石为吸附剂从混合物中除去CO2，再用13X沸石为吸附剂从剩余的气体中选择性吸附乙烯，最后在低压下脱附，达到回收乙烯的目的。

中国四川天一科技股份有限公司开发了一种催化干气变压吸附回收乙烯的工艺。该工艺利用吸附剂对气体中不同组分的吸附能力、吸附容量和吸附速度随压力的变化而产生的差异，在吸附床中加压吸收催化干气的C2+组分，排除不易吸收的H2、CH4、N2等组分；在吸附床减压时再排除吸附的组分，从而达到分离得到目的。工艺采用多塔床循环操作，以实现工艺过程的连续性。中国石化燕山石化公司采用该工艺于2004年建成30000 Nm3/h的干气提浓装置，2005年8月开车成功，目前已经实现连续稳定生产[40]。

1.5 膜分离法

气体膜分离法是以膜两侧的气体分压差为推动力，利用不同气体在膜中渗透速率的差异，使其在膜两侧富集以实现分离的过程。1979年美国Monanto公司研制出硅橡胶-聚砜非对称复合中空纤维膜分离装置，并成功应用于合成氨弛放气中氢气的回收，它标志着气体膜分离走向了工业应用阶段[41]。

膜分离技术已经得到广泛应用，但在烯烃分离方面还处于研究阶段。近年被用于烯烃-

烷烃分离的聚合物材料主要分为两类：一类是基于烯烃、烷烃分子的尺寸和形状存在差异而导致其在膜材料中溶解扩散速率的较大差别进行分离的聚合物膜 [42]；另一类膜是利用膜中金属载体与烯烃的选择性可逆络合，从而实现烯烃-烷烃分离的聚合膜，膜中金属离子有Na+、Ag+和Cu+等[43]。

日本山口大学和宇都工业公司将3,7-二氨基-2,8(6)-二甲基硫芴砜涂布在不对称聚酰亚胺中空纤维素膜上，制备了一种碳化膜[44]。当原料中丙烷和丙烯的体积分数各为50%时，在温度100℃、0.1MPa条件下，丙烯的渗透率为8.71×10-2kmol/(m2.s.kPa)，丙烯-丙烷的分离因子可达22。

Leblanc等[45]通过离子交换法把Ag+浸入聚合物基体，发明了一种含银的磺化聚苯撑氧化物膜。用这种膜分离乙烯-乙烷混合物时，膜对乙烯的分离因子可达288。Boom等[46]发现加入硅铝铁盐、Na型和Ag型的沸石粉末的聚合物膜，对烯烃具有很高的渗透性和选择性。他们用乙烯和乙烷的实验证实了这一点，并认为高渗透性的原因是膜对烯烃的溶解吸收性更好；高选择性的原因是烷烃要环绕沸石颗粒走更长的通道。

膜分离技术具有工艺简单，能耗低，操作弹性大等特点。但膜受原料杂质的影响很大，需对原料进行特殊处理，设备投资很高，离工业化的要求较大，还需要进一步研究和开发。

1.6 联合工艺

在目前技术不太很成熟的情况下，采用联合工艺，发挥工艺各自的优点，将会改善分离效果和经济性。如膜分离与PSA联用、PSA与蒸馏的联用、中冷油吸收与PSA的联用等。Bessarabov等[47]对一种平片膜和流动吸收剂相结合的工艺进行了研究。结果发现在298～318K，常压的条件下，乙烯/乙烷分离系数可达560。蒋国梁等[48]采用膜分离和深冷分离联合工艺用于催化裂化氢烃的分离：先用膜分离法分离干气中的氢，随后贫氢干气用深冷法分离，从而提高了脱甲烷塔顶气的露点，降低了脱甲烷塔的能耗，所得的富氢也可直接作为加氢原料气。

2 炼厂干气的直接加工技术

2.1 炼厂干气制乙苯技术

利用炼厂干气中稀乙烯直接与苯烃化制取乙苯，是开发利用干气中乙烯资源的有效途径。国外早在20世纪50年代就开始了研究和探索，主要的工艺有Alkar工艺和Mobil-Badger 工艺等。 Alkar工艺由美国UOP公司开发，所用催化剂为BF3改性的γ-Al2O3强酸性催化剂[49]。此法催化剂活性高，选择性好，对乙烯浓度范围要求较宽。缺点是催化剂制备条件苛刻，费用较高，并且容易中毒失活。所以，在用炼厂干气作为原料时，干气中的H2S、CO2、O2及H2O需严格脱除，均需达到<1ppm，才能使过程正常操作。Mobil-badger工艺是Mobil石油公司和Badger工程公司在1976年共同开发，并与1977年实现工业化[50]。它采用ZSM-5沸石作为催化剂，用稀乙烯为原料，乙苯的收率接近100%。该工艺反应温度为430℃左右，压力1.4～2.2MPa，可以用乙烯体积分数为10%～100%的混合气体为原料。但用炼厂干气为原料时，混合气体必须脱除H2S、CO2和H2O等有害杂质，才可以使催化剂保持长时间的操作稳定性。

我国的干气制乙苯技术虽然起步较晚，但经过20多年的发展和创新，已经处于国际领先地位。从1986年开始，中科院大连化物所和抚顺石化公司石油二厂等单位联合攻关，先后开发了干气制乙苯第一代至第五代系列成套技术[51]。第一代、第二代和第三代干气制乙苯已先后应用于抚顺石油二厂、大庆林源炼油厂、大连石化公司和锦西石化等。第四代技术也完成中试试验并通过中科院的鉴定。第五代技术目前也正进行中试放大试验和8万吨/年工

艺包的编制。我国干气制乙苯技术的一个显著特点是炼厂干气不需要特殊精制就可以直接作为反应气，与苯烃化制得乙苯，节约了干气精制部分的投资和降低了能耗。据Nexant ChemSystems咨询公司分析，以炼厂干气中稀乙烯为原料生产乙苯/苯乙烯，净成本比纯乙烯降低了13%～15%[52]。

2.2 炼厂干气制环氧乙烷

以干气为原料生产环氧乙烷的工艺，目前普遍采用的是氯醇法工艺路线。该工艺包括两个反应，第一步是乙烯和次氯酸水溶液反应，在20℃～50℃及0.2MPa～0.3MPa条件下，生成氯乙醇；第二步是氯乙醇和10%～20%的碱(Ca(OH)2)反应，在100℃的条件下，生成环氧乙烷。抚顺石油二厂有一套用FCC干气以氯醇法生产环氧乙烷，进而生产乙二醇，乙醇胺等产品的工业装置，但装置存在氯气、碱等消耗指标高，经济效益不太显著的问题[53]。

2.3 炼厂干气制丙醛

目前世界上普遍应用的丙醛制备方法是将乙烯、一氧化碳和氢气的混合气在羰基钴体系或者铑膦络合物催化器体系上合成丙醛。而催化干气中含有较多的乙烯和氢气，所以在干气中加入一定量的一氧化碳，通过羰基合成丙醛，是合理利用干气的方法。四川大学开发出以FCC干气提浓的40%～80%的乙烯为原料，利用水溶性的铑膦催化剂催化稀乙烯生产技术，目前已在新疆新峰股份有限公司建成700t/a的丙醛中试装置。结果表明，水溶性的铑膦催化剂连续运转2000多小时，仍保持高活性和高选择性，产品质量达到了进口标准[54, 55, 56]。总的来说，炼厂干气中乙烯经低压羰基合成制丙醛的技术是可行的，它既能充分利用廉价的干气，又可以填补我国丙醛的市场缺口，该技术具有广阔的应用前景。

2.4 其它利用途径

中科院大连化物所与抚顺石油二厂共同研究了在LaZSM-5催化剂上，催化裂化干气

中的乙烯与甲苯制取对甲基乙苯的反应，结果表明，催化干气无需精制可作为合成对甲基乙苯的原料，乙烯的转化率达82%，对甲基乙苯的选择性为90%[57, 58]。此外，炼厂干气还可以作为制二氯乙烷[59]，氯乙烯[60]，燃料乙醇[61]等的原料。

3结语

干气回收利用乙烯在国外早已实施，并取得了明显的效益。但是，国内干气回收利用乙烯的工作刚刚开始，这主要是国内炼油及石化企业的结构特点和布局决定的。随着石油资源的日益紧张和催化裂化装置规模的扩大，从炼厂干气中回收乙烯可获的效益越来越显著。要解决好国内干气回收利用乙烯的问题，当务之急是根据国内企业的特点，开发出合适的技术。当今回收干气的技术很多，各具特色，各有利弊。深冷分离工艺投资大，生产成本高，适合炼厂集中的地区；油吸收和吸附工艺投资费用低，适用中小规模的炼厂，具有良好的应用前景；其他的分离方法原料必须经过严格的预处理，在经济上限制了其实用性。干气还可以直接生产出高附加值的乙苯、丙醛和环氧乙烷等。总之，炼厂干气的回收利用涉及企业诸多问题，在实际的操作中，炼油企业必须对干气的回收利用方案进行经济技术评估，根据自身特点，采用合适的技术，以得到最佳的经济效益和环境效益。同时，对炼化一体化的企业，要充分考虑炼油和化工的资源，利用好干气中乙烯等资源，充分发挥炼化一体化优势，提高企业的市场竞争力。