第一节　顺序分离流程

今举一流程加以说明，原料为烷烃、石脑油及轻柴油和减压柴油均可。但本流程所列举的数据，是以C2、C3/C4、C5以上饱和烃和石脑油为原料。

一、裂解和急冷

从罐区来的液体原料经急冷水预热后进入裂解炉，见图1－1。循环乙烷在深冷系统中被裂解气蒸发，在冷箱中用丙烯冷剂再加热，然后与新鲜乙烷原料混合。原料在进入裂解炉前用急冷水预热、热水加热，再在对流段上端盘管中预热，加入稀释蒸汽（乙烷与稀释蒸汽质量比为0.3），并注入微量CS2，以防炉管管壁催化效应和炉管渗碳。对于稀释蒸汽在流量控制下，加到总的裂解炉进料中去。烃和蒸汽的混合物再返回对流段，在进入辐射段之前进一步预热。四组辐射段炉管出口在炉膛内两组相连后，进到每台裂解炉的两台急冷锅炉（TLE）中。

每台裂解炉的TLE，均连接到一个共用汽包上的热虹吸系统，产生12.4MPa蒸汽，进入每个汽包的锅炉给水，用急冷油和对流段的烟道气预热。蒸汽在TLE中产生，并在裂解炉对流段的盘管中过热到520℃，过热器出口温度由锅炉给水注入量（注入到部分过热蒸汽中）来控制。调节温度之后，蒸汽返回到对流段，以过热到需要的温度。

设计的裂解炉热效率约为95%（低热值）。燃料燃烧系统设计是侧壁烧嘴或底部烧嘴，既可烧富氢燃料以可烧富甲烷燃料。通常的燃料为氢气和甲烷的混合物，大约总热量的40%来自底部烧嘴，其余由侧壁烧嘴来平衡。

在急冷区，经常引起设备腐蚀，大部分是在与水接触的金属表面上产生的，其原因是水里溶解着硫化氢、氯化氢、碳酸气，较低分子量的环烷烃酸和脂肪酸或者苯酚等的腐蚀性物质和酸性物质。

腐蚀性物质和酸性物质，是在热裂解反应管上生成的，经过分析判明是甲酸

（HCOOH）、乙酸（CH3COOH）、苯酚（C6H5OH）、丙烯酸（CH2＝CHCOOH）、丙酸（C2H5COOH）和环烷酸，在冷凝稀释蒸汽中一般含量为百万分之几至百万分之几十。硫化氢（H2S）、碳酸气（CO2）这些物质是在热裂解阶段生成的，无法防止，一般采用中和和注入防腐剂来防止腐蚀。

从各TLE出来的裂解物料汇入一条总管中，经油急冷后送到汽油分馏塔。在汽油分馏塔中，裂解气被进一步冷却，裂解然料油从塔底抽出并送往汽提塔，汽油和较轻组分从塔顶蒸出。从裂解气中回收的热量，经过一个急冷油循环系统用于产生稀释蒸汽。汽油分馏塔采用在急冷塔中冷凝的汽油作回流。

配备一个粘度控制系统，以维持循环急冷油的粘度在一个可接受的范围内。汽油分馏塔底温度设计控制在185℃，低于预期的粘度控制温度。

从乙烷裂解炉出来的物料，在一个独立的油急冷器中与一部分循环的急冷油接触，汇合后物流送往粘度控制罐。罐顶馏分与来自其它裂解炉的全部物流混合，一起经油急冷，再到汽油分馏塔。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，用急冷水冷却并送往界区外。

来自汽油分馏塔的塔顶气体与急冷塔中再循环的水直接逆流接触，被冷却并部分冷凝。来自急冷塔的循环热水向一些工艺单元提供低位热能，如以C4原料蒸发器、裂解气加热器、脱乙烷塔再沸器、脱丙烷塔中间再沸器、丙烯精馏塔再沸器和甲烷汽提塔再沸器。

急冷水经冷却水和预热裂解炉进料进一步冷却。急冷塔顶气体温度为40℃、压力为0.04MPa（表），送往裂解气压缩机。在急冷塔冷凝的汽油，从塔底的循环急冷水和冷凝的稀释蒸汽中分离出来，一部分冷凝的烃类作为回流返回汽油分馏塔，其余部分与来自压缩系统的烃冷凝物一起在汽油汽提塔中被稳定处理。稳定后的烃类同脱丁烷塔底物料汇合，送往裂解汽油加氢装置。

在急冷系统中冷凝的稀释蒸汽在送往工艺水汽提塔之前先预热，在汽提塔中用直接蒸汽和再沸器中产生的蒸汽进行汽提，以脱除酸性气和易挥发的烃。为了防止工艺水汽提塔产生泡沫，可加入消泡剂，如Nalco71­D5，其含量约为20×10­6。干净的工艺水在稀释蒸汽发生器中被中压蒸汽和急冷油汽化，产生的蒸汽在作为裂解炉的稀释蒸汽再次使用以前，要用中压蒸汽过热。

工艺水汽提塔顶蒸汽在返回急冷塔之前，预热汽提塔的进料。为了防止腐蚀，在工艺水汽提塔顶部和进料中，可分别加入3%（质量）氨水使其含量最高为200×10­6（最大），5%（质量）NaOH使其含量为（50～100）×10­6，急冷水泵入口可加入5%（质量）NaOH使其含量为（0～1.5）×10­6。

二、裂解气压缩、干燥、冷凝液汽提和废碱处理

　　急冷塔顶气体在五段离心式压缩机中从0.034 MPa（表）压缩到3.7 MPa（表），见流程图1－2，段间冷却到38℃，在第三段和第四段之间，裂解气用碱洗处理脱除酸性气体。五段出口裂解气用水冷却后进苯洗塔，在苯洗塔中脱除苯，使其含量达到2×10­6以下，以防止在深冷系统的温度下冻结。除苯后的裂解气经丙烯和脱乙烷塔进料冷却到15℃后进裂解气干燥器，干燥后送往脱甲烷系统。

来自碱洗塔的废碱先用汽油洗涤，然后存于贮罐中，并送往氧化反应器。在氧化反应器中废碱同空气混合，废碱中的Na2S在较高的压力（大约3 MPa）和温度（180℃）下，发生下列放热氧化反应。

　　　　　　Na2S　＋　2O2　→　Na2SO4

高压蒸汽通入反应器中，以维持反应温度，补充反应热。反应后的物流从反应器顶部出来进入洗涤塔，塔中的富氮惰性气体放空，塔底液体用泵送出经水冷，一部分去下一步处理设施，其余的循环返回废碱洗涤塔顶部。

五段吸入罐的烃类液体送到冷凝液汽提塔，液体被用蒸汽加热的再沸器产生的蒸气汽提，去掉乙烷和较轻的组分。塔顶馏出物返回到四段吸入罐，塔底物料冷却后送脱丙烷塔。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馏塔提供回流，冷凝水返回到急冷塔。

三、裂解气深冷

裂解气经干燥后，使其露点达到–55℃，以防低温下结冰。然后逐步冷却到大约–72℃。从脱甲烷塔第一分离罐出来的冷凝液分成两股，一股经自身换热，另一股与–101℃的乙烯冷剂换热分别送到脱甲烷塔。

从第一分离罐出来的裂解气用尾气和最冷级位的乙烯冷剂冷到–98℃。第二分离罐分离出的凝液直接送到脱甲烷塔，气相在同一换热器上用含氢和甲烷的尾气及液态循环物料的蒸发来深度冷却，然后送到第三分离罐。第三分离罐出来的液体被气化以供脱甲烷塔顶冷凝器的回流，罐顶的部分物流经涡轮机膨胀的内膨胀达到较低的压力，为脱甲烷塔顶冷凝器进一步提供冷量，而另一部分物流被进一步提纯，以提供氢气，供装置内部和输出之用。

氢气在绝热式热交换系统中提纯，这个系统中需要的冷量通过焦耳–汤姆逊系统中的液体甲烷的膨胀获得。

焦耳–汤姆逊膨胀产生的两股富甲烷液体在燃料气的压力下蒸发和再加热，产生一股摩尔分数为95%的富氢气体。这股氢气经再加热、甲烷化，而后在分子筛干燥系统中被干燥，产生的氢气用于乙炔转化、丙炔和丙二烯转化、裂解汽油加氢和输出。输出氢气中的一小部分用往复式压缩机压缩到3.92 MPa（表）供聚乙烯和聚丙烯工厂使用。

四、脱甲烷塔系统

裂解气深冷系统出来的物料送到脱甲烷塔，操作压力约为0.54 MPa（表），以便节省能量。脱甲烷塔的液体再沸是用裂解气在塔釜再沸器和中间再沸器加热。塔底产物先分成两股一股直接送往脱乙烷塔，另一股用裂解气进一步预热后也送往脱乙烷塔，见图1－3。

在温度较低区域内（在–60℃），为了防冻可注入甲醇，其注入量取决于水合物生成量的多少。脱甲烷塔回流罐顶部物流在深冷系统中重新加热之后，再用于干燥器再生，然后送往燃料系统。

 五、脱乙烷、乙炔加氢和乙烯精馏

如上所述，脱甲烷塔底物流分成两股进脱乙烷塔。脱乙烷塔顶馏分，经丙烯冷剂冷凝并提供回流，塔釜用急冷水再沸器，同时还有一台低压蒸汽加热的备用再沸器，见图1－4。

脱乙烷塔顶产物经选择加氢使乙炔转变为乙烯和乙烷而被脱除，加氢采用两台反应器，其中一台备用，以便在用过热蒸汽和空气混合物再生催化剂时，保持连续操作。

脱乙烷塔顶物流加入氢气后，用反应器的流出物和低压蒸汽预热，预热之后自上而下通过催化剂床层，温升和加入进料中的氢气百分比成比例。为了防止反应器温度过高，提供了一套安全监测器，以便在事故状态时切断氢气。在催化剂床层之间装有中间冷却系统，反应器的流出物用水冷却，并与反应器的进料换热。反应的副产物是称作绿油的乙炔聚合物。乙烯精馏塔进料需要干燥，主要是防止结冰。绿油对干燥不利，为除掉绿油，来自乙炔反应器的冷却后的流出物，与从乙烯精馏塔侧骊采出的乙烯/乙烷液体在一个吸收塔中逆流接触。绿油吸收塔底部物料返回到脱乙烷塔，含有绿油脱乙烷塔物料送往脱丙烷塔，并最终进入粗裂解汽油。绿油吸收塔的气体经过分子筛干燥器送到乙烯精馏塔，干燥器有两台，一开一备。

乙烯精馏塔有三台底部再沸器和一台再沸器，可以大限度地回收冷量。中间再沸器用裂解气和乙烯冷冻压缩机排出的乙烯冷剂加热，主再沸器由压缩机排出的丙烯冷剂和乙烯冷剂加热。该塔顶用–40℃的丙烯冷剂冷凝，从乙炔转化器来的过剩氢气返回裂解气压缩机，有一台排放气冷凝器可减少返回物流中的乙烯量。

从乙烯精馏塔底部抽出的物料，用裂解气蒸发。在冷箱中用丙烯冷剂进一步加热之后，送往裂解炉与界区外来的新鲜乙烷原料混合裂解。液态乙烯产品直接送往贮罐，从这个罐将产品用泵送出，液体乙烯在作为气体产品送出界区之前用丙烯冷剂蒸发和过热。

 六、脱丙烷和脱丁烷

本工序的目的是为了把脱乙烷塔底物料，和凝液汽提塔底物料中的C3和C4及更重组分分离开，见图1－5。

凝液汽提塔底物料和脱乙烷塔底物料是脱丙烷塔主要进料。脱丙烷塔分成两个塔，每个塔的操作压力不同。产生大部分C3馏分的脱乙烷塔底物料被送至一号脱丙烷塔，塔的操作压力正好可使用冷却水全部冷凝塔顶蒸汽，一部分蒸馏物作为塔的回流，另一部分送到丙炔、丙二烯转化系统，中间再沸器的热量靠急冷水提供，底部再沸器热量由低压蒸汽提供。一号脱丙烷塔底物料送到二号脱丙烷塔，塔顶气体用丙烯冷剂冷凝，中间再沸器的热量由急冷水提供，底部再沸器热量由低压蒸汽提供。

二号脱丙烷塔的塔顶液体产品，在返回一号脱丙烷塔底以前，用一号塔底物料预热。含有C4馏分和更重组份的二号塔底物料用泵送到脱丁烷塔。为了防止聚合，可以在二号脱丙烷塔进料中加入阻聚剂。

脱丁烷塔用冷却水作为回流冷凝介质，再沸器用低压蒸汽加热。塔顶混合碳四液体产品送往贮罐，塔底物料与来自汽油汽提塔的汽油混合，在用冷却水冷却之后，送到裂解汽油加氢装置。

 七、丙二烯、丙炔加氢和丙烯分馏

在这一工序中，包括脱除物流中含有的丙二烯、丙炔反应生成丙烷和丙烯，以及汽提出过剩氢气和甲烷的设施。脱丙烷塔顶物料由泵送到丙二烯、丙炔转化系统，中间要经过分子筛干燥器脱除残余的水分。转化系统由三台设备组成，两台在线，一台备用，这样反应器再生时可连续操作。

反应器流出物进入汽提塔，从该C3产品中汽提掉过剩的氢和甲烷。汽提塔顶物用冷却水冷凝并送到回流罐。为了减少返回裂解气压缩机的排放气中的丙烯损失，提供了一台排放气冷凝器。汽提塔底的物料进入丙烯分馏塔。

一部分来自回流罐的液体进行再循环，以稀释转化器进料。转化器进料中丙二烯、丙炔浓度低，可减小温升和转化器内丙烯的蒸发。

丙烯分馏塔系统把进料分离成塔顶的聚合级丙烯产品和塔底的丙烷产品，塔在选定的压力下操作，以便回流可用冷却水冷凝。分馏塔再沸器的热量由循环急冷水和低压蒸汽提供。聚合级丙烯产品用泵送到界区外。丙烷返回裂解炉与新鲜丙烷一起去裂解。

 八、丙烯制冷

丙烯制冷系统是一个经多级压缩、多级节流的循环系统，使用汽轮机驱动离心式压缩机。该系统提供四个制冷级位，即–40℃、–24℃、–7℃、15℃，还有一个级位是1℃，用来蒸发乙烯产品。压缩机排出气用冷却水冷凝，其制冷级别，根据用户的要求，可以分为不同的温度等级，见图1－6。

 九、乙烯制冷

该系统为多级压缩、多级节流的封闭循环系统，并与丙烯制冷系统构成复叠式制冷系统。乙烯制冷系统提供了三个制冷级位，即–101℃、–75℃、–63℃，为封闭式三级制冷，用汽轮机驱动离心式压缩机。压缩机排出气先用冷却水冷却，然后用丙烯冷剂部分地降低其过热度。当排出气通过乙烯分馏塔再沸器时，进一步降温，并在乙烯分馏塔中间再沸器中冷凝，备有一台采用丙烯冷剂的开工冷凝器，见图1－7。

　　以上介绍的顺序分离流程为鲁姆斯前端低压脱甲烷流程（80年代采用的）。随着技术的发展，新的技术被进一步采用，具体表现在如下几个方面：

急冷系统粘度控制采用乙烷裂解TLE出口流出物（未注急冷油）作为汽提介质。

低压丙烯精馏与丙烯制冷组成开式热泵。

C3液相加氢采用催化精馏，见图1－8。

裂解炉采用SRT–Ⅳ型炉。

采用CH4、C2H4二元混合制冷。

除了鲁姆斯公司采用顺序流程外，美国凯洛格公司也采用顺序分离流程。其流程特点为采用毫秒炉、前端高压脱甲烷、后端乙炔加氢，见图1－9。

第二节　前脱乙烷流程

炉区和急冷区流程与顺序流程基本相同。前脱乙烷流程系裂解气经五段压缩后，先把比C2轻的馏分和比C3重的馏分分开，然后分别进行分离得甲烷、氢、乙烯、丙烯等产品。脱炔一般采用前加氢，此法适用于含有较大量C3＋的气体。采用此流程的代表性技术是林德法，见图1－10。它按脱甲烷塔操作压力的不同分为高压法（操作压力3.35 MPa）和低压法（操作压力1.18 MPa）两种。

 一、低压法

如图1－11所示，裂解气经三段压缩后，用8%碱液脱酸性气体，再进入压缩机四、五段，其次用乙二醇脱水干燥，然后用丙烯制冷剂进行逐级冷却后，送入脱乙烷塔。

脱乙烷塔在3.17 MPa压力下操作，塔釜温度在10℃以上。塔顶出来的C2­馏分送入管式加氢反应器，在钯系催化剂存在下进行选择加氢脱炔，再经脱水干燥后，进入冷箱系统。在乙烯冷剂和节流膨胀制冷下，可得90%的富氢气，凝液进入脱甲烷塔。

脱甲烷塔的操作压力为1.18 MPa，由于操作压力较低，故需要增加甲烷制冷压缩机或者蒸发富甲烷冷凝物（此冷凝物然后须循环至压缩机），以补偿低压脱甲烷塔顶约–120℃的温度要求。

脱丙烷塔顶分出C3馏分，并进入C3管式加氢反应器除去丙二烯和丙炔。加氢后的气体用C3烃洗涤绿油，干燥后送入丙烯塔。

丙烯塔分上下两塔，上塔操作压力为1.17 MPa，下塔操作压力为2.45MPa，比采用一个塔（塔压为1.77 MPa）精馏丙烯，可节省一半的冷量。

二、高压法

林德公司提出了高压脱甲烷和增设提浓塔的工艺流程（如图1－12），高压脱甲烷塔的操作压力较高，约3.3 MPa。从各种制冷步骤分出的冷凝物与提浓塔底产物一起送至脱甲烷塔，部分回流用做气相提浓塔的冷却介质。冷甲烷产物的冷量尽可能在脱甲烷塔顶加以回收，这样乙烯损失相当低。

高压法与低压法的比较，如表1－1所示，三机总功率消耗减少7%，投资节省5.5%。近年来，鲁姆斯公司通过改进、推断和计算，认为低压法节能约2600KW（300Kt/年装置）。

表1－1　乙烯装置脱甲烷工艺比较

 第三节　前脱丙烷流程

 前脱丙烷流程系裂解气经三段压缩后，先把比C3较轻的馏分（C3－）和比C4较重的馏分（C4－）分开，使C4＋不再进入压缩机高压段和精馏分离系统，然后再从C3－轻组分中依次分出甲烷、氢、乙烯、丙烯等产品。脱炔一般采用前加氢，此法适用于含有较大量C4＋的气体（如以柴油等含硫量高的重质烃　作裂解原料）。图1－13为三菱油化法前脱丙烷流程。

例如，某装置用煤柴油馏分作原料，相对密度在0.82以下，馏程为180～345℃，族组成中石蜡烃在56%（质）以上、芳香烃在20%（质）以下，主要产品为纯度在99.9%以上的聚合级乙烯、纯度为93%以上的化学级丙烯以及芳烃抽提的原料（加氢汽油）等。

 一、裂解

有五台煤柴油裂解炉、一台乙烷炉，清焦周期40天，每台炉年平均运转天数为315天，一台炉烧焦时，另四台炉负荷提到107%。

煤柴油馏分经预热到160℃送入裂解炉，在对流管出口温度为530℃时进入辐射管，炉出口温度控制为765℃，裂解气经急冷热交换器急冷到530℃，进入淬冷器。淬冷器出口温度为195℃，淬冷后的裂解气进入汽油分馏塔，塔底温度控制为190℃，塔顶温度为102℃。从塔中段抽出中段油循环，塔底急冷油抽出经换热发生稀释蒸汽后到淬冷器循环。塔顶油、气经冷却进入油水分离器，气相至分离系统，汽油至汽油加氢系统，罐底工艺水循环发生稀释蒸汽。

急冷热交换器产生8.35 MPa较高压蒸汽，经蒸汽过热炉过热到470℃，与高压锅炉发生的8.35 MPa蒸汽汇合后驱动主汽轮机。

 二、分离

裂解气在压缩机升压到1.17 MPa后，经碱洗塔、干燥器至脱丙烷塔，从塔顶分出C1、C2、C3，再至工艺气压缩机升到3.33 MPa进入深冷系统。脱甲烷塔底物料进入脱乙烷塔，其塔顶的气相经乙炔加氢至乙烯精馏塔分出乙烯和乙烷，塔底的C3馏分气化经丙炔加氢后至丙烯精馏塔，分出丙烯及C3液化气。脱丙烷塔底物料进入脱丁烷塔，其塔顶分出C4，塔底液相并入裂解汽油。

采用前脱丙烷流程的公司较多，主要有斯通-韦伯斯特（S＆W）公司和布朗路特（Brown＆noot）公司。不过这两家公司的流程仍有区别：（S＆W）公司采用前端乙炔加氢、后端丙炔加氢，脱甲烷系统采用ARS技术；布朗路特公司则采用前端乙炔、丙炔加氢。这两家公司的乙烯精馏塔均与乙烯制冷系统构成开式热泵。由于布朗路特公司的前脱丙烷流程投资较低，将在低投资流程中作进一步介绍。下面就斯通-韦伯斯特公司的前脱丙烷、带ARS的乙烯流程作一简单介绍；其流程示意图见图1－14～图1－16。裂解炉为USC型超选择性裂解炉。

从裂解炉急冷锅炉出来的裂解气经急冷油冷却后进入汽油分馏塔，经水急冷后进入压缩机一段吸入罐，裂解气经四段压缩机出口后入碱洗塔，经高压脱丙烷塔脱去C3、C4及其以下馏分，入压缩机五段，经进一步压缩后进行乙炔加氢，之后经ARS系统脱除甲烷，第一脱甲烷塔塔底馏出物进脱乙烷塔，来自第二脱甲烷塔塔底及脱乙烷塔塔顶馏出物进入乙烯精馏塔分离出乙烯产品。来自低压脱丙烷塔塔顶及脱乙烷塔塔底馏出物，经碳三加氢后，进入丙烯精馏塔分离出丙烯产品。低压脱丙烷塔底馏出物去脱丁烷塔分离出C4产品及裂解汽油。

第三节　低投资分离流程

布朗路特公司在60年代就建有低投资的乙烯装置，但其能耗高。由于能源价格上涨，因此在80年代设计的乙烯装置都是非常节能的。但这些装置的投资也变得稍高了，不过增加的投资可通过所节省的能耗得到补偿。然而，80年代初出现了一种新趋势，原油价格疲软，能源价格的上升远低于人们预期的高度，并且市场上廉价乙烯充斥市场。之后，布朗路特公司确定了今后乙烯工艺技术的发展目标及乙烯装置设计原则：①低投资；②低能耗；③维护简便；④性能经过验证；⑤易于操作。

总之，布朗路特公司的乙烯技术是以低投资为其特点的，根据原料不同有前脱乙烷和前脱丙烷两种流程。

一、低投资前脱乙烷流程

此流程只适合于以乙烷为原料的情况，其流程示意图见图1－17、图1－18。

乙烷和循环乙烷在裂解炉中裂解。炉子出料先在废热急冷锅炉冷却，然后在水洗塔直接急冷。废热急冷锅炉产生的高压蒸汽用于驱动主要的压缩机。裂解气接着经过压缩，碱洗脱除酸性气体，干燥，然后进入分离段。

分离顺序依次为脱乙烷塔－脱甲烷塔－乙烯精馏塔。这个工艺有一独特性能，就是三个塔都是利用“热泵”原理在低压下操作。其中脱乙烷塔和脱甲烷塔是利用裂解气压缩机组成“热泵”，而乙烯精馏塔是利用乙烯冷冻压缩机组成“热泵”。

经过干燥后的裂解气，先在低压脱乙烷塔中脱乙烷。脱乙烷塔顶分馏出来的裂解气中全部为C2以上轻馏分，进入裂解气压缩机末段。

压缩机出口裂解气进入前加氢反应器，在反应器里乙炔被选择性地脱除。加氢反应器中不含乙炔的流出物，被部分冷凝，提供脱乙烷塔的回流。脱乙烷塔顶未冷凝部分，则向前进入脱甲烷塔和冷箱膨胀系统。

这个设计采用了布朗路特公司的低压脱甲烷系统。脱甲烷塔的操作与脱乙烷塔和冷箱系统相结合。从脱乙烷塔回流分离罐送来的脱乙烷塔顶气体馏分，在进入脱甲烷塔进料分离罐之前，先在进料冷凝器中逐级冷凝，然后进入进料分离罐。分离出来的液体，成为低压脱甲烷塔进料。脱甲烷塔是个再沸汽提塔，塔顶不设冷凝器，塔顶气体循环到裂解气压缩机一个中间段。

来自脱甲烷塔进料分离罐的气体，进入冷箱系统，从冷箱系统回收的氢气和甲烷送去做为燃料气。在冷箱中通过自身制冷提供冷冻，并辅以布朗路特公司所有的膨胀机流程，来把乙烯回收和制冷回收同时到最大。

来自脱甲烷塔底不含乙炔的乙烷、乙烯馏分送到低压乙烯精馏塔。乙烯精馏塔与乙烯制冷压缩机组成一个热泵系统，配合乙烯制冷系统而操作。乙烯产品可以从乙烯制冷系统几个地方抽取出来，这样做容许乙烯产品输送出界区的条件有较大的弹性，同时把附加设备的需要减到最低。来自乙烯精馏塔底的乙烷在回收冷量后，全部循环到裂解炉去再进行裂解。

二、低投资前脱丙烷前加氢流程

此流程适合液体原料，其流程示意图见图1－19。

原料经急冷油预热后进入裂解炉，在裂解炉对流段注入稀释蒸汽以降低烃分压，出裂解炉辐射段炉管的裂解气经二级急冷锅炉冷却后进入油洗和水洗系统。急冷锅炉中发生超高压蒸汽以驱动压缩机的汽轮机。燃料油从油洗塔塔釜中被分离送出界区，水洗塔塔釜液作为裂解汽油产品。

水洗塔塔顶气体进入压缩单元，三段出口碱洗，碱洗塔塔釜废碱液以界区内废碱处理单元处理后送出界区，塔顶裂解气经干燥后进入双塔脱丙烷系统，低压脱丙烷塔塔釜液进入脱丁烷塔，脱丁烷塔顶混合C4送入丁二烯抽提装置，塔釜物流和馏出物汽提塔塔釜液混合在一起作为裂解汽油产品。

高压脱丙烷塔塔顶裂解气继续进入压缩机四段，经压缩后进入C2和C3加氢反应器，然后经干燥后进入深冷系统，深冷系统由一系列冷箱和脱甲烷塔构成，甲烷及其更轻组分从脱甲烷塔塔顶和冷箱中分出作为燃料气进入燃料系统。脱甲烷塔釜C2及其更重组分进入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶馏出物作为乙烯精馏塔进料，乙烯精馏塔和乙烯制冷压缩机构成开式热泵系统，乙烯精馏塔塔顶乙烯产品经乙烯制冷压缩机系统送出界区，塔釜乙烷返回裂解。脱乙烷塔塔釜碳三组分进入丙烯精馏塔，丙烯产品从该塔塔顶流出后送出界区，塔底丙烷则返回裂解。

分离用冷量由丙烯制冷压缩机和乙烯制冷压缩机提供。

 第四节　渐进分离流程

德西尼布（Technip）集团公司开发的渐进分离流程（称为Split　Flow），是建立在严格的热力学原理基础上的一种具有自身特点的分离流程。渐进分离流程前脱甲烷流程示意图说明了其分离原理，见图1－20。

德西尼布集团把上述分离概念与KTI公司的裂解炉和热区技术相结合，推出Topkin技术，其流程示意图见图1－21至1－23。

 第五节　油吸收分离流程

布朗路特公司提出的新的溶剂吸收和分离脱甲烷工艺，是对原有的油吸收进行改进，与前加氢和前脱丙烷结合起来，除去C4及其C4以上馏分之后，再进行油吸收脱甲烷的流程，并且结合现代的低温分离的优点，这样将对乙烯分离工艺作出较大的改进，无论对新建乙烯装置和老装置的改扩建都有深远的意义。其流程简图如图1－24所示。

油吸收脱甲烷系统主要由吸收塔、再生塔和乙烯回收系统组成。来自前脱丙烷和前加氢系统的部分裂解气经冷却后进入吸收塔。在该塔中用溶剂将C2及更重的组分吸收下来，自塔底送入再生塔中。在再生塔内用塔釜的再沸器加热使溶解的C2及更重组分与溶剂分离，解吸出来的C2及更重组分由再生塔顶进入脱乙烷系统。塔底的溶剂经冷却后返回吸收塔重复使用，由吸收塔顶出来的甲烷尾气进入乙烯回收系统。乙烯回收系统设有一小冷箱和甲烷膨胀压缩机，用来回收尾气中的乙烯，甲烷尾气送入燃料系统，回收乙烯的物料返回到裂解气压缩机。

解吸塔顶物流送入脱乙烷塔，脱乙烷塔塔顶物流进入乙烯塔分离出乙烯产品和乙烷（返回到裂解炉裂解）。脱乙烷塔底部物流进入丙烯塔分离出丙烯产品和丙烷。前脱丙烷塔底物流则进入脱丁烷塔分离出混合碳四和裂解汽油。

由于采用了前脱丙烷前加氢流程，C4炔烃在油吸收塔中不存在，所以其再生塔的结焦问题也不会产生。

第七节　六种分离流程的比较

流程的比较涉及到多方面的问题，诸如裂解原料、工艺条件、设备的改进，以至装置规模等等，要进行全面的分析和比较，不能单凭一项指标，而作绝对的肯定或否定。当然，不能否认，能量指标是一项重要而关键性的评价指标。同样，投资也是评价一种流程的一项重要指标。此外，评价流程的其它内容还有经验、可操作性、弹性及稳定性。

不少公司对后加氢顺序分离流程、前加氢前脱乙烷流程、前加氢前脱丙烷流程以及油吸收流程进行了研究，普遍认为顺序分离流程热力学效率较高（渐进分离流程也是顺序分离流程之一）。总的来讲各种流程都具有其自己的优点，下面分别对各流程进行概括。

一、顺序分离流程

采用顺序分离流程的公司有鲁姆斯公司和凯洛格公司，前者采用低压脱甲烷流程，后者采用高压脱甲烷流程。它们最新流程的技术特点如下：

鲁姆斯公司顺序分离流程技术特点

⑴采用SRT–型裂解炉；

⑵五段裂解气压缩，三段出口碱洗；

⑶顺序分离前端低压脱甲烷；

⑷后端加氢；

⑸双塔双压脱丙烷；

⑹丙炔加氢采用催化精馏；

⑺低压丙烯精馏，并与丙烯制冷机形成热泵。

凯洛格公司顺序分离流程技术特点

⑴采用毫秒炉；

⑵五段裂解气压缩，四段出口碱洗；

⑶顺序分离前端高压脱甲烷；

⑷后端加氢；

⑸裂解气压缩机段间采用特殊结构的一体化的段间换热器和吸入罐。

二、前端脱乙烷流程

采用前端脱乙烷流程的公司有德国林德公司和美国布朗路特公司。前者对液体原料也采用前端脱乙烷流程，而后者则只在裂解乙烷时采用。

林德公司前端脱乙烷流程的技术特点

⑴采用Pyrocrack1-1型或Pyrocrack2-2型裂解炉；

⑵前端乙炔等温加氢，前瑞脱乙烷；

⑶双塔双压脱乙烷；

⑷裂解气五段压缩，四段出口碱洗；

⑸乙烯塔单股进料并和乙烯机形成开式热泵。

布朗路特公司前端脱乙烷流程的技术特点

⑴前端热泵式乙烷，前端乙炔、丙炔绝热加氢；

⑵低压脱甲烷；

⑶低压乙烯精馏并与乙烯机形成开式热泵；

⑷投资低；

⑸裂解气四段压缩。

三、前脱丙烷流程

采用前脱丙烷流程的公司目前有美国斯通-韦伯斯特公司及布朗路特公司。

斯通-韦伯斯特公司前脱丙烷流程技术特点

⑴采用USC型裂解炉；

⑵前端双塔双压脱丙烷、前端乙炔加氢；

⑶裂解气五段压缩、四段出口碱洗；

⑷采用ARS技术和预脱甲烷塔；

⑸低压乙烯精馏、多股进料，乙烯精馏与乙烯制冷机形成开式热泵。

布朗路特公司前脱丙烷流程技术特点

⑴前脱丙烷深冷分离脱甲烷

①采用KTI公司的GK-Ⅴ型裂解炉；

②前端双塔双压脱丙烷，前端乙炔、丙炔加氢；

③裂解气四段压缩、三段出口碱洗；

④乙烯低压精馏并与乙烯制冷机形成开式热泵；

⑤低投资。

⑵油吸收脱甲烷

①油吸收脱甲烷；

②前端脱丙烷、前加氢；

③无乙烯制冷压缩机；

④节省低温钢材；

⑤低投资。

 四、渐进分离流程（TOPKIN）

渐进分离流程也是顺序分离流程的一种，德西尼布公司采用此技术，其特点如下：

1、采用KTI公司的GK-Ⅴ型裂解炉；

2、中压双塔脱甲烷；

双塔脱丙烷塔。

各家专利商为了说明自己所采用的流程是先进的，均对其它流程作了研究。从他们的研究数据来看，裂解气压缩机的功率为前脱丙烷最小，顺序流程最大；丙烯制冷压缩机的功率为前脱丙烷最大，乙烯制冷压缩机的功率为前脱乙烷为最大，总的能耗还是前脱丙烷流程为最低。

某装置采用以柴油为原料的深冷分离流程，由于含硫量较高，脱硫采用可再生的乙醇胺方案为宜。但在裂解气中含量较高的丁二烯和其它双烯烃，会在乙醇胺再生塔的塔釜和再沸器处结垢，以致影响运转。解决的办法是在脱硫前切去C4以上的重质馏分，以下组分进入乙醇胺脱硫装置，从而避免了结垢。这就是鲁姆斯公司从技术上考虑推荐前脱丙烷流程的原因。对于石脑油或含硫量小的柴油，没有必要采用前脱丙烷流程（指的是前加氢的前脱丙烷流程），仍采用顺序流程为好。

鲁姆斯公司还就前脱丙烷流程的脱丙烷塔的位置作了全面的比较和分析，认为摆在压缩机三段出口是很理想的位置，比摆在四段或五段出口为好，再沸器结垢可能较少，尽管三机功耗会增大一些。虽然由于上述理由推荐了前脱丙烷流程，但从鲁姆斯公司关于三机功耗的分析比较中，再一次证实了前脱丙烷流程功耗大于顺序流程，可见表1－2。

表1－2　以顺序流程为比较基础的前脱丙烷流程三机功耗

（轴马力）增减（200kt/a年乙烯）

由表可知，功耗改变较大的是裂解气压缩机和丙烯制冷机，特别是丙烯制冷机，而乙烯制冷机受影响不大。脱丙烷塔位于压缩机五段出口，三机总功耗与顺序流程差别无几，且炔烃加氢反应器在高压下操作。但是，脱丙烷塔在高达3.63 MPa下操作，要冒再沸器结垢的风险。把脱丙烷塔摆在三段出口尽管功耗较高，但比较稳妥可靠。

鲁姆斯公司认为，前脱丙烷的三个方案的三机总功耗均较顺序流程高，但都未超过顺序流程功耗的10%，因此当裂解原料含硫量较高，采用前脱丙烷流程还是可取的。

通常柴油含硫量为2.5%～3%（质），视裂解深度而异，将15%～30%（质）的硫转化为H2S，结果裂解气可能含硫量为2%（质）左右。因此，须选用乙醇胺脱硫流程，采用前脱丙烷的深冷分离流程。虽然三机功耗稍高，但可由节省苛性钠的消耗来抵偿。

经济比较表明，如原料含硫量较高，采用前脱丙烷流程是有经济吸引力的。尽管如此，至今未见鲁姆斯公司把前脱丙烷流程付诸实施。布朗路特公司认为，当裂解原料是液态时，采用前脱丙烷前加氢流程有以下优点，即不需要注入氢和一氧化碳，不需要备用反应器和再生设施，乙烯塔不需侧线出料。而斯通-韦伯斯特公司近来设计的乙烯装置也采用前脱丙烷流程。由此可看出前脱丙烷流程具有其自身的优点。

从前面的叙述可知任何一种流程都有其自身的特点，都是当前世界上先进的乙烯技术。从它们各自坚持自己的流程来看，也可知任何一种流程也有其缺点。总之，选择何种工艺流程应根据具体情况来确定。下面就某些流程的优缺点进行一些介绍。

顺序分离流程是被采用的较多的一种流程，现仍有三家公司（鲁姆斯、凯洛格、德西尼布）采用此种流程，而斯通-韦伯斯特公司以前也采用此流程。原始的顺序分离流程是高压甲烷，为了进一步节能鲁姆斯公司则改用低压脱甲烷，而德西尼布集团公司则采用中压脱甲烷，并设预脱甲烷塔。在顺序分离流程中低压脱甲烷流程很复杂，而高压脱甲烷流程则较为简单。顺序分离流程由于采用后加氢，容易产生绿油，乙烯精馏塔需多设一段用来分离氢、甲烷，操作较为复杂。而下面所介绍的内容则说明在何种情况下采用什么流程比较节能。

脱甲烷系统是整个裂解气分离的关键。无论在设计上的考虑，还是工艺上的安排，也都是围绕甲烷氢分离这一中心来进行的。近年来，对脱甲烷系统分离工艺也在不断加以改进和完善。

过去经常采用的是具有多股进料的单塔脱甲烷系统，但其中组分最重的一股进料，不仅其量大，而且含有大量的C3和C4馏分。若能在主脱甲烷塔之前设一预分馏塔，对物料进行一次分离，使预分馏塔底分出一部分重组分并直接去脱乙烷塔，则不仅减少了主脱甲烷塔的负荷，而且乙烷塔也多了一股进料，相当于进行一次预分离，也使脱乙烷塔的冷凝器、再沸器的负荷减少。

关于双塔脱甲烷，对第一脱甲烷塔要求其塔顶气体基本上无C3馏分，塔釜釜液要保证甲烷含量很低，以保证符合乙烯产品标准对甲烷含量的规定。

对第二脱甲烷塔除了要求塔釜釜液甲烷含量低外，还要求塔顶尽量减少乙烯损失，塔釜物料直接去乙炔加氢，再去乙烯塔。据报道，对一年产300kt乙烯装置，采用双塔脱甲烷工艺，则可节省丙烯制冷功率1200KW，所以现在一般采用双塔脱甲烷工艺。德西尼布集团公司采用的就是双塔脱甲烷工艺。

从70年代中期开始，部分公司用低压（0.6 MPa）脱甲烷代替高压脱甲烷（3.0 MPa）。采用低压脱甲烷后，大大降低了脱甲烷塔的汽提量与回流比，从而节省了冷量，大大降低了能耗。一年产450kt乙烯装置，采用低压脱甲烷，其能耗要比高压脱甲烷降低3790KW。

为了满足低压脱甲烷塔塔顶温度的要求（-135℃），相当于增加了独立的闭环甲烷制冷系统，因此低压脱甲烷仅适用于以石脑油、轻柴油等重质原料裂解的气体分离，以保证有足够的甲烷进入系统，以提供一定量的回流。而对乙烷、丙烷等轻质原料进行裂解，则由于裂解气中甲烷量太少，不适宜采用低压脱甲烷工艺。

文献报道了对以石脑油为裂解原料，年产600kt乙烯装置模拟的主要结果。通过对制冷和脱甲烷系统进行热平衡表明，从裂解气冷凝过程所放出的热量大于其分馏所需热量，因此可以用冷的工艺物流回收热工艺物流的热量，从而减少外部输入的热量。具体讲若把脱甲烷塔系统的压力降到1.2 MPa～1.6 MPa，就可以用裂解气作两个脱甲烷塔再沸器的热源，而裂解气则从15℃降到-35℃，也节省了裂解气冷却所需的冷量。

有人还对在0.6 MPa、1.2 MPa（低中压）、1.65MPa（高中压）和3.1 MPa（高压）四种压力下所需的总压缩功率进行了比较。结果发现，当压力为1.2 MPa时所需总压缩功率为最低，为47620KW；当采用低压时，由于丙烯制冷机和甲烷增压机功率增加，使总功率增加了265KW；采用高中压时，则由于裂解气压缩机、丙烯和乙烯制冷机功率均增加，总功率增加400KW；采用高压时则由于丙烯和乙烯制冷机功率增加，总功率增加1550KW。因此可以认为，采用低中压双塔式脱甲烷系统所需的总压缩功率是最低的，采用此种压力操作，乙烯装置所需总压缩功率为0.58～0.60kw·h/t乙烯。

前脱丙烷前加氢流程克服了顺序分离流程的缺点，有代表性的流程有斯通-韦伯斯特公司的前脱丙烷、ARS（先进回收系统）以及布朗路特公司的前脱丙烷前加氢低投资流程。下面对后者的优点作较详细的介绍。

五、前脱丙烷深冷分离

⑴布朗路特公司的前脱丙烷塔是一个热泵系统，该系统由裂解气压缩机四段来实现。这就允许脱丙烷塔压力较低，故塔釜温度约为73℃，且能稳定运转。同前脱乙烷和前脱甲烷系统相比，减少了塔底物污垢。甲基乙炔和丙二烯在乙炔反应器中部分转化，避免了它们通过循环聚积在脱丙烷塔中。

⑵前脱丙烷塔从裂解气中脱除C4和较重馏分，作为精馏的第一步。C4加上较重馏分并不需要通过在裂解气压缩机的最后一段压缩，然后再冷却、重热和降压。与前脱甲烷系统相比，减少了投资和操作费用。

⑶由于C4和较重烃类在低温分离前被脱除，因此可以去掉重质烃在低温脱甲烷塔进料冷却装置中被冷冻这一步骤。在整个工艺过程中，并不需要在任一地方喷入甲醇，包括乙烯精馏塔进料。在通常的工艺流程里，可能在脱甲烷塔进料冷却装置中发生冷冻和生成水合物，冷却装置和乙烯精馏塔可能需要间断喷入甲醇。由于上述原因，达到和保持乙烯产品中氧化有机物的规格是相当困难的。

⑷    由于在裂解气压缩机的最后一段没有重质烃类，因此为了避免该段产生污垢，该段的排出温度要比前脱甲烷系统低一些。

⑸布朗路特公司前加氢除炔反应器放置在裂解气压缩机最小流量循环系统内，这种设计保证了反应器相对恒定的流量，故而反应器空速一定而与装置产量无关，反应器运转是稳定的。这种专有的系统是安全的，而且避免了反应失控。相反，后加氢乙炔反应器与前脱乙烷设计匹配，往往产生不合格的乙烯产品。当裂解炉停车清焦和随后开车时，这种情况会发生。

⑹由于乙炔是在脱甲烷系统前脱除的，因此在脱甲烷塔冷却装置或冷箱里，乙炔冷冻的可能性很小。

⑺在前脱丙烷系统中，乙炔反应器放置在脱甲烷塔之前，因此反应器进料含一氧化碳和氢气。在前脱甲烷系统中，一氧化碳和氢气须投入反应器进料中。

⑻在反应器进料中，通常有足量一氧化碳来减少加氢反应。可通过监测进料中CO或乙炔浓度的变化或进料前馈控制系统来调节反应器参数，以避免反应失控。

⑼对前加氢反应器不需要氢气精制系统，而氢气精制系统则用于后加氢反应器的。

⑽由于不需要向脱甲烷塔下游物料中注入气和一氧化碳，氢和一氧化碳的规格可通过操作脱甲烷塔得到控制，乙烯精馏塔不需要多设一段；同高压、传统的乙烯精馏塔比，乙烯精馏塔采用低压蒸馏会增加组分的相对挥发度，这就使乙烯精馏塔的塔板数减少20%左右；由于有轻组分存在，后加氢反应器不能使用低压乙烯精馏塔热泵、开环，采用带热泵的乙烯精馏塔可大大降低投资和节约能耗；在前加氢除炔反应器里，大约80%的乙炔转变为乙烯，而在后加氢反应器里，乙炔转变成乙烯等于零。

⑾乙炔选择性加氢成乙烯，避免乙烯过度加氢成乙烷，对限制反应器温升是有利的。在布朗路特公司的设计里，乙炔反应器进料除纯C3和较轻的工艺物流外，还包括脱丙烷塔的回流。补充物流具有稀释作用，这就降低了反应器的温升，同传统工艺相比，温升相当于传统工艺的67%。稀释作用也减少了反应器入口处乙炔浓度的波动，这样运转起来就比较稳定。

⑿前加氢反应器的催化剂活性在其5年寿命中，活性维持不变，催化剂不需要再生，因此不必设置再生设备。而后加氢催化剂每3～6个月就得再生一次，这就要增加辅助装置。

⒀前加氢装置，生成绿油很少，即使有少量绿油生成，亦可返回汽油产品中。所以，在工艺过程中，不存在绿油污染和水合问题。而后加氢装置，反应器的温升较高，且选择性低，造成大量绿油生成，这就需要在乙烯精馏塔前设置绿油脱除装置。尽管如此，绿油仍然有可能存在于精馏塔内，需要连续或间断喷入甲醇。

⒁乙烯产品可从乙烯冷冻系统的几个位置采出，保证了乙烯产品输送时有较大灵活性，从而降低了投资。

六、前脱丙烷油吸收流程

⑴与前加氢和前脱丙烷相结合，将C4和C4以上的馏分除掉，这样没有易结焦的C4烯烃，在解吸塔不会结焦而生成聚合物。

⑵用溶剂吸收完之后，即进行解吸，溶剂所走的回路较短，只在脱甲烷段循环，这样节省了能量。由于物料脱除了C4和C4以上的馏分，因此参与吸收和解吸的物流量也相对较少，节省了能量。

⑶在吸收塔中，对乙烯的回收率只要控制在90%～95%即可，而不必达到99.5%以上的回收率，这样溶剂循环量会较少。由于溶剂要耗用冷剂，这样会减少冷剂而较大地节省能量，这是与以往的溶剂回收区别较大的地方。因为如果要用溶剂使乙烯回收率提高，溶剂比会大大增加。

⑷从吸收塔出来的气相，损失掉的5%～10%的乙烯用甲烷膨胀-压缩机和一小冷箱来回收，这样可以达到99.8%以上的乙烯回收率。

⑸由于采用油吸收脱甲烷工艺，其操作温度较深冷脱甲烷的温度高出许多，整个系统采用普通低温碳钢即可，而不必引进价格昂贵的低温合金钢设备，大大节省了投资。

⑹若用于改造老装置，改造后增加能力的幅度大，能力可提高100%以上。

⑺不用甲烷制冷压缩机和乙烯制冷压缩机，不仅省投资，而且易于维护。

⑻不用脱甲烷塔，冷箱很少，低温材料和阀门也少。

油吸收分离法与深冷分离法十分接近（图1－39），其间的区别仅在于脱除裂解气中氢和甲烷的方法有所不同。深冷分离是采用低温分凝和低温精馏的方法从裂解气中分离氢和甲烷，所需低温条件要求达-90℃以下。油吸收法是利用吸收剂吸收裂解气中C2以上烃类而从裂解气中分离出甲烷和氢，但所需低温条件可在－40℃以上。因此整个分离装置只需配置－40℃的制冷系统，使制冷系统大为简化，而且可避免使用-40℃以下的低温钢。

但是，油吸收法由于采用大量吸收剂的循环，因而其能耗较高，生产一吨乙烯的能耗约为深冷分离法的1.5倍以上。此外，油吸收法所得甲烷氢馏分中乙烯和丙烯含量可能高达3%～6%（体），烯烃损失较大。

油吸收法一般不能获得氢气产品，而只能由吸收蒸出塔获得甲烷氢混合馏分，如需用氢气产品尚需增设变压吸附装置。相应地，其脱除炔烃的方案也较多采用前加氢脱炔或吸收法（如丙酮或二甲基甲酰胺）脱炔。

由于能耗高，油吸收法在60年代已几乎全部被深冷分离法所取代。年产300～400kt以上的乙烯工厂无一例外地采用深冷分离法。今年，KTI与布朗路特公司合作开发了新的吸收法脱甲烷的工艺技术，称为KTI/AET先进乙烯工艺。该法采用前脱丙烷的吸收法脱甲烷工艺流程。由于节省了乙烯制冷系统和裂解气低温预冷系统，不仅投资可降低，而且其能耗可与深冷分离法相竞争，该法已完成500 kt/a乙烯装置的设计。据称，以与深冷分离法比较，能耗可降低5%左右，投资降低25%左右（界区内）。

综上所述，同传统的顺序分离法相比较，KTI公司和布朗路特公司的没吸收脱甲烷分离工艺，与前加氢前脱丙烷相结合，克服了以往的油吸收分离的缺点，并结合现代低温分离的优点，既提高了分离的温度，又提高了乙烯的纯度，还降低了分离的能耗。该工艺只需使用丙烯冷剂，不需要乙烯冷剂，因而不需要乙烯制冷压缩机系统。设备和管道大部分使用碳钢，大减少了昂贵的低温钢材用量，从而节省了投资。另外ALCET（先进的低投资乙烯技术）简化了工艺，也节省了操作费用。

ALCET比较适用于乙烯的改建项目，因为它大大地利用了现有设备，最少地并联了新设备；它使老区和新区各自集中，而不影响最复杂的激冷区，避免了改造现有复杂的脱甲烷塔进料激冷系统、脱甲烷和乙烯制冷压缩系统；它简化了平面布置，对管道改动、新老区接点和旧系统的拆除工作最少；更重要的是减少了停车时间和所造成的产品损失。

ALCET适用于中国，由于省去了乙烯制冷压缩机系统、低温冷箱和不锈钢的管材、换热器和塔（如脱甲烷塔）等需要进口的设备和材料，因而节省了外汇。按最近的研究，它与其它的改造工艺相比较，以美国海湾价格为基础可节省15%，以中国价格为基础可节省25%。