阅读说明：本技术 一种轻烃回收技术改进工艺 (Improved process of light hydrocarbon recovery technology ) 是由 陶春风 滕明才 于 2019-08-14 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种轻烃回收技术改进工艺,包括裂解工段加工工艺、急冷工段加工工艺、压缩碱洗工段加工工艺、气分工段加工工艺、碳四加氢加工工艺,该工艺的轻烃回收效率高,操作方便,实现了资源的有效回收利用。(The invention relates to an improved process for a light hydrocarbon recovery technology, which comprises a cracking section processing process, a quenching section processing process, a compressed alkali washing section processing process, a gas separation section processing process and a carbon four-hydrogenation processing process.)

一种轻烃回收技术改进工艺

技术领域

本发明涉及化工领域，尤其是一种轻烃回收技术改进工艺。

背景技术

轻烃又称为天然气凝液（NGL），在组成上覆盖C2-C6+，含有凝析油组分（C3-C5）。轻烃回收是指天然气中比甲烷或乙烷更重的组分以液态形式回收的过程。其目的一方面是为了控制天然气的烃露点以达到商品气质量指标，避免气液两相流动；另一方面，回收的液烃有很大的经济价值，可直接用作燃料或进一步分离成乙烷、丙烷、丁烷或丙丁烷混合物（液化气）、轻油等，也可用作化工原料。若将气体回注地层以保持储层压力，提高油气采收率。

中国专利公告号为CN105567288A公开了一种轻烃回收系统，包括：轻烃回收塔；入口与轻烃回收塔塔顶出口相连的空冷器，所述空冷器上部设置有温度控制执行装置；入口与空冷器出口相连的水冷器；入口与水冷器出口相连的轻烃分离器，所述轻烃分离器上设置有温度控制装置；入口与轻烃分离器气体出口相连的轻烃回收装置，所述轻烃分离器上的温度控制装置为设置于水冷器出口和轻烃分离器入口之间的三通调节装置，三通调节装置分别与水冷器、空冷器和轻烃分离器相连。该轻烃回收系统整体回收的附加产品比较单一，本专利对轻烃回收技术进一步改进。

发明内容

本发明的目的是为了解决现有技术存在的缺陷，提供一种轻烃回收技术改进工艺。

为了实现上述目的，本发明采用的技术方案如下：

一种轻烃回收技术改进工艺，包括裂解工段加工工艺、急冷工段加工工艺、压缩碱洗工段加工工艺、气分工段加工工艺、碳四加氢加工工艺，裂解工段加工工艺包括如下步骤：轻烃原料进入原料汽化器汽化，进入裂解炉后首先在裂解炉对流段的上原料预热段进行预热，预热至130℃，预热后的原料进入下原料预热Ⅰ段和下原料预热Ⅱ段，预热至318℃，之后与稀释蒸汽混合， 混合后温度为304℃，再进下混合过热段进行加热，加热至642℃，从对流段出来的烃/汽混合物经文丘里管分配器分配后进入辐射段的“U”型辐射炉管，烃/汽混合物在”U”型辐射炉管内进行热裂解反应，裂解炉出口温度为870℃，产生的高温裂解气进入急冷换热器进行急冷，每个炉膛的裂解气在急冷换热器出口汇合，而后进入此炉膛的裂解气总管，乙烷原料进入原料加热器，而后与轻烃原料相似，进入原料预热段预热，并与稀释蒸汽混合，再加热至横跨温度650℃， 进入裂解炉辐射炉管，裂解炉出口温度为880℃，产生的高温裂解气进入急冷换热器，最终裂解气合并进入急冷工段。

进一步，所述急冷工段加工工艺包括如下步骤：来自急冷换热器的裂解气温度较高，345℃左右，为了使裂解气温度迅速降低，采用与急冷油塔釜的循环急冷油直接急冷的方式进行冷却，裂解气与循环急冷油在急冷器中换热后，温度迅速降至210℃ 左右，而后进入急冷油塔釜，重组分冷凝并急冷油塔釜汇聚，裂解气继续上升，与循环回塔下端的急冷油进行换热，洗去重组分，裂解气继续上升，与塔中回流的盘油进行传质传热，急冷油塔顶由急冷水系统出来的裂解汽油作为回流；

急冷油塔釜的循环急冷油温度较高，利用急冷油作为稀释蒸汽的热源，回收急冷油热量后，大部分作为急冷油继续与裂解气混合降温， 小部分采出，经过重油汽提塔塔釜的中压蒸汽汽提出轻组分后，排出重油组分作为产品，急冷油塔侧线采出裂解燃料油，裂解燃料油经过一个负压塔，分离出其中的轻组分后，采出裂解燃料油作为副产品，急冷油侧线采出盘油，利用加热稀释蒸汽锅炉给水回收盘油的热量， 回收热量后的盘油进入急冷油塔，进一步与裂解气进行传质传热，使裂解气中重组分尽量冷凝，控制急冷油塔顶裂解气温度105℃左右；

来自急冷油塔顶的裂解气进入急冷水塔釜，与上部下来的急冷油逆流接触换热，冷却到40度后进入裂解气压缩机一段吸入罐，裂解汽油与稀释蒸汽在急冷水塔中被冷凝，裂解汽油与水在急冷水塔釜进行沉降分离，急冷水塔釜分为三个室，第一个室为油水混合区，通过带有孔的挡板，进入第二个油水沉降分离室，油相通过第二块五孔隔板溢流进入第三室油室，油室分出的裂解汽油大部分进入急冷油塔顶作为急冷油塔回流，小部分进入裂解汽油汽提塔进行汽提，裂解汽油塔釜采出产品裂解汽油。第二室底部采出的水，温度80℃左右，抽出后， 分别去加热碱洗塔进料加热器，丙烯塔塔釜再沸器及段间再沸器后， 再经过水冷冷却至40℃，分别作为急冷水塔顶及段间回流，少部分水经过聚结器聚结除去水中小油滴，进入水汽提塔进行汽提，脱除水中烃类，水汽提塔塔釜汽提水，经过盘油加热后，进入稀释蒸汽发生器作为稀释蒸汽锅炉补水。

进一步，压缩碱洗工段加工工艺包括如下步骤：来自急冷水塔顶的裂解气进入裂解气压缩机一段吸入罐，分离出所夹带的水，液相由凝水循环泵送到急冷水塔，气相进入一段压缩机进行压缩，压缩后气相经一段压缩机水冷却器冷却后进入二段压缩机吸入罐，分离出部分水和重烃后，进入二段压缩机进行压缩，经二段水冷却器冷却后，进入三段压缩机吸入罐，分离掉部份水和重烃后进入三段压缩机，经三段水冷却器冷却后进入四段压缩机吸入罐，分离掉部份水和重烃，经四段冷却器冷却后，进入四段压缩机压缩，此时压缩至压力1.73MPa，用四段水冷却器冷却后进入四段压缩机出口罐， 裂解气经过吸收塔，用甲基二乙醇胺（MDEA）吸收掉裂解气中大部分硫化氢和二氧化碳，富溶剂去解析塔进行解析，解析气去厂区原有硫磺装置，解析后贫溶解析后贫溶剂继续返回吸收塔，经吸收后裂解气经过急冷水进行加热至50℃，而后进入碱洗塔，分别于碱洗塔弱碱段和强碱段逆流，脱除剩余的酸性气体后，再经过碱洗塔水洗后，裂解气进入预冷器进行预冷，冷却至15℃，使裂解气中饱和水尽量冷凝，预冷器冷凝后液体，经过油水分离，油相经过聚结器尽量脱除其中的水滴后进入油相干燥器，控制油相中水含量小于1ppm，水相则返回至急冷水塔；预冷器后气体进入气相干燥器，使气相中水分小于1ppm，裂解气及冷凝下来的油相均进入高压脱丙烷塔相应进料位置， 进行气分分离，高压脱丙烷塔塔顶气相经过换热后，进入五段压缩机入口，进行五段压缩，压缩至3.88MPa，为后续分离提供压力。

进一步，所述气分工段加工工艺包括如下步骤：来自液相干燥器及气相干燥器的物料进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔塔顶回流为后续加氢预冷后物料，此塔塔釜控制碳二含量，塔顶控制碳四含量。塔顶物料与脱丙烷塔气相进料换热后，进入裂解气压缩机五段入口，经过压缩后，冷却到脱砷反应器所需的进口温度， 进入脱砷反应器，而后加热至碳二加氢反应器所需要的入口温度，通过三段带有段间冷却器的碳二加氢反应器进行加氢，确保乙炔加氢到1ppm以下，而后逐级冷却，冷凝，进入脱乙烷塔预冷分液罐进行气液分离。分离的气相进入脱乙烷塔，液相大部分返回高压脱丙烷塔塔顶作为回流，少部分进入脱乙烷塔。高压脱丙烷塔塔釜物料进入低压脱丙烷塔；

低压脱丙烷塔分离碳三组分，塔顶碳三组分与脱乙烷塔塔釜物料一起进入碳三加氢反应器，塔釜物料进入脱碳四塔；

脱碳四塔分离混合碳四组分，塔顶混合碳四部分作为回流，部分采出进入碳四加氢工段。脱碳四塔塔釜为汽油组分，与汽油汽提塔物料混合冷却后作为副产品出界区；

脱乙烷塔分离碳二及碳三组分，塔顶碳二组分作为本轻烃回收技改项目的产品浓乙烯干气出界区，进入下游乙苯装置，塔釜碳三组分与低压脱丙烷塔塔顶组分一起经过冷却，先进入脱砷反应器，再经加热进入碳三加氢反应器，加氢后物料，部分循环。

进一步，所述乙苯装置包括乙苯分离工段，乙苯分离工段包括苯回收、处理系统以及乙苯、丙苯和多乙苯回收系统。

进一步，所述苯回收和处理系统包括苯塔、苯塔再沸器、苯塔回流罐、苯回收塔冷凝器、烃化液加热器、苯塔顶蒸汽发生器、苯塔-2回流泵、循环苯增压泵、苯预处理器、新鲜苯换热器、苯塔回流泵、苯塔底泵、粗分塔、粗分塔冷凝器、粗分塔顶后冷器、吸收塔进料冷却器、粗分塔回流罐、苯塔进料泵、白土处理器、粗分塔回流泵、反应产物-苯塔进料换热器、吸收塔、反烃化料-吸收剂换热器；

苯塔有50块浮阀塔板。该塔操作所需热量由高压蒸汽提供，苯回收塔再沸器是一个卧式热虹吸再沸器，塔底产物粗乙苯从塔底采出，并输往乙苯回收系统。

进一步，所述乙苯回收系统由乙苯塔、乙苯塔、乙苯塔-2再沸器、乙苯塔再沸器、乙苯塔-2冷凝器、乙苯塔顶蒸汽发生器、新鲜苯换热器、新鲜苯换热器、乙苯冷却器、乙苯冷却器、乙苯塔-2回流罐、乙苯塔回流罐、乙苯塔-2塔釜泵、乙苯塔-2回流泵、乙苯塔回流泵、乙苯塔底泵组成；

丙苯回收系统由丙苯塔、丙苯塔再沸器、丙苯塔顶蒸汽发生器、丙苯高沸物冷却器、丙苯塔回流罐、丙苯塔底泵、丙苯塔回流泵组成；

多乙苯（PEB）回收系统由二乙苯塔、二乙苯塔再沸器、二乙苯塔顶蒸汽发生器、真空泵入口冷却器、高沸物冷却器、二乙苯回流罐、二乙苯塔回流泵、二乙苯塔底泵、二乙苯塔真空泵组成。

本发明的有益效果为：该工艺的轻烃回收效率高，操作方便，实现了资源的有效回收利用。

附图说明

图1为本发明工艺的系统示意图；

图2为本发明的详细流程图。

具体实施方式

如图1、图2所示，一种轻烃回收技术改进工艺，包括裂解工段加工工艺、急冷工段加工工艺、压缩碱洗工段加工工艺、气分工段加工工艺、碳四加氢加工工艺，裂解工段加工工艺包括如下步骤：轻烃原料进入原料汽化器汽化，进入裂解炉后首先在裂解炉对流段的上原料预热段进行预热，预热至130℃，预热后的原料进入下原料预热Ⅰ段和下原料预热Ⅱ段，预热至318℃，之后与稀释蒸汽混合， 混合后温度为304℃，再进下混合过热段进行加热，加热至642℃，从对流段出来的烃/汽混合物经文丘里管分配器分配后进入辐射段的“U”型辐射炉管，烃/汽混合物在”U”型辐射炉管内进行热裂解反应，裂解炉出口温度为870℃，产生的高温裂解气进入急冷换热器进行急冷，每个炉膛的裂解气在急冷换热器出口汇合，而后进入此炉膛的裂解气总管，乙烷原料进入原料加热器，而后与轻烃原料相似，进入原料预热段预热，并与稀释蒸汽混合，再加热至横跨温度650℃， 进入裂解炉辐射炉管，裂解炉出口温度为880℃，产生的高温裂解气进入急冷换热器，最终裂解气合并进入急冷工段。

进一步，所述急冷工段加工工艺包括如下步骤：来自急冷换热器的裂解气温度较高，345℃左右，为了使裂解气温度迅速降低，采用与急冷油塔釜的循环急冷油直接急冷的方式进行冷却，裂解气与循环急冷油在急冷器中换热后，温度迅速降至210℃ 左右，而后进入急冷油塔釜，重组分冷凝并急冷油塔釜汇聚，裂解气继续上升，与循环回塔下端的急冷油进行换热，洗去重组分，裂解气继续上升，与塔中回流的盘油进行传质传热，急冷油塔顶由急冷水系统出来的裂解汽油作为回流；

急冷油塔釜的循环急冷油温度较高，利用急冷油作为稀释蒸汽的热源，回收急冷油热量后，大部分作为急冷油继续与裂解气混合降温， 小部分采出，经过重油汽提塔塔釜的中压蒸汽汽提出轻组分后，排出重油组分作为产品，急冷油塔侧线采出裂解燃料油，裂解燃料油经过一个负压塔，分离出其中的轻组分后，采出裂解燃料油作为副产品，急冷油侧线采出盘油，利用加热稀释蒸汽锅炉给水回收盘油的热量， 回收热量后的盘油进入急冷油塔，进一步与裂解气进行传质传热，使裂解气中重组分尽量冷凝，控制急冷油塔顶裂解气温度105℃左右；

来自急冷油塔顶的裂解气进入急冷水塔釜，与上部下来的急冷油逆流接触换热，冷却到40度后进入裂解气压缩机一段吸入罐，裂解汽油与稀释蒸汽在急冷水塔中被冷凝，裂解汽油与水在急冷水塔釜进行沉降分离，急冷水塔釜分为三个室，第一个室为油水混合区，通过带有孔的挡板，进入第二个油水沉降分离室，油相通过第二块五孔隔板溢流进入第三室油室，油室分出的裂解汽油大部分进入急冷油塔顶作为急冷油塔回流，小部分进入裂解汽油汽提塔进行汽提，裂解汽油塔釜采出产品裂解汽油。第二室底部采出的水，温度80℃左右，抽出后， 分别去加热碱洗塔进料加热器，丙烯塔塔釜再沸器及段间再沸器后， 再经过水冷冷却至40℃，分别作为急冷水塔顶及段间回流，少部分水经过聚结器聚结除去水中小油滴，进入水汽提塔进行汽提，脱除水中烃类，水汽提塔塔釜汽提水，经过盘油加热后，进入稀释蒸汽发生器作为稀释蒸汽锅炉补水。

进一步，压缩碱洗工段加工工艺包括如下步骤：来自急冷水塔顶的裂解气进入裂解气压缩机一段吸入罐，分离出所夹带的水，液相由凝水循环泵送到急冷水塔，气相进入一段压缩机进行压缩，压缩后气相经一段压缩机水冷却器冷却后进入二段压缩机吸入罐，分离出部分水和重烃后，进入二段压缩机进行压缩，经二段水冷却器冷却后，进入三段压缩机吸入罐，分离掉部份水和重烃后进入三段压缩机，经三段水冷却器冷却后进入四段压缩机吸入罐，分离掉部份水和重烃，经四段冷却器冷却后，进入四段压缩机压缩，此时压缩至压力1.73MPa，用四段水冷却器冷却后进入四段压缩机出口罐， 裂解气经过吸收塔，用甲基二乙醇胺（MDEA）吸收掉裂解气中大部分硫化氢和二氧化碳，富溶剂去解析塔进行解析，解析气去厂区原有硫磺装置，解析后贫溶解析后贫溶剂继续返回吸收塔，经吸收后裂解气经过急冷水进行加热至50℃，而后进入碱洗塔，分别于碱洗塔弱碱段和强碱段逆流，脱除剩余的酸性气体后，再经过碱洗塔水洗后，裂解气进入预冷器进行预冷，冷却至15℃，使裂解气中饱和水尽量冷凝，预冷器冷凝后液体，经过油水分离，油相经过聚结器尽量脱除其中的水滴后进入油相干燥器，控制油相中水含量小于1ppm，水相则返回至急冷水塔；预冷器后气体进入气相干燥器，使气相中水分小于1ppm，裂解气及冷凝下来的油相均进入高压脱丙烷塔相应进料位置， 进行气分分离，高压脱丙烷塔塔顶气相经过换热后，进入五段压缩机入口，进行五段压缩，压缩至3.88MPa，为后续分离提供压力。

进一步，所述气分工段加工工艺包括如下步骤：来自液相干燥器及气相干燥器的物料进入高压脱丙烷塔，高压脱丙烷塔塔顶回流为后续加氢预冷后物料，此塔塔釜控制碳二含量，塔顶控制碳四含量。塔顶物料与脱丙烷塔气相进料换热后，进入裂解气压缩机五段入口，经过压缩后，冷却到脱砷反应器所需的进口温度， 进入脱砷反应器，而后加热至碳二加氢反应器所需要的入口温度，通过三段带有段间冷却器的碳二加氢反应器进行加氢，确保乙炔加氢到1ppm以下，而后逐级冷却，冷凝，进入脱乙烷塔预冷分液罐进行气液分离。分离的气相进入脱乙烷塔，液相大部分返回高压脱丙烷塔塔顶作为回流，少部分进入脱乙烷塔。高压脱丙烷塔塔釜物料进入低压脱丙烷塔；

低压脱丙烷塔分离碳三组分，塔顶碳三组分与脱乙烷塔塔釜物料一起进入碳三加氢反应器，塔釜物料进入脱碳四塔；

脱碳四塔分离混合碳四组分，塔顶混合碳四部分作为回流，部分采出进入碳四加氢工段。脱碳四塔塔釜为汽油组分，与汽油汽提塔物料混合冷却后作为副产品出界区；

脱乙烷塔分离碳二及碳三组分，塔顶碳二组分作为本轻烃回收技改项目的产品浓乙烯干气出界区，进入下游乙苯装置，塔釜碳三组分与低压脱丙烷塔塔顶组分一起经过冷却，先进入脱砷反应器，再经加热进入碳三加氢反应器，加氢后物料，部分循环。

进一步，所述乙苯装置包括乙苯分离工段，乙苯分离工段包括苯回收、处理系统以及乙苯、丙苯和多乙苯回收系统。

进一步，苯回收和处理系统包括苯塔T-35201/T-26203、苯塔再沸器E-35201、苯塔回流罐V-35201/V-26202、苯回收塔冷凝器E-35202、烃化液加热器E-26214、苯塔顶蒸汽发生器ER-26201、苯塔-2回流泵P-35201/S、循环苯增压泵P-35202/S、苯预处理器V-35203A/B、新鲜苯换热器E-35205A/B、苯塔回流泵P-26204NA/B、苯塔底泵P-26205A/B/C、粗分塔T-26201、粗分塔冷凝器EC-26201A/B、粗分塔顶后冷器E-26201、吸收塔进料冷却器E-26202、粗分塔回流罐V-26201、苯塔进料泵P-26202A/B/C、白土处理器V-31103A/B、粗分塔回流泵P-26201NA/B、反应产物-苯塔进料换热器E-26104、吸收塔T-26202、反烃化料-吸收剂换热器E-26203A/B/C/D。

苯塔T-35201有50块浮阀塔板。该塔操作所需热量由高压蒸汽提供，苯回收塔再沸器E-35201是一个卧式热虹吸再沸器。塔底产物粗乙苯从T-35201塔底采出，并输往乙苯回收系统。

T-35201的塔顶馏出物在苯回收塔冷凝器E-35202中同锅炉给水（BW）换热而被部分冷凝，BW则被加热而汽化，产生0.32MPaG低压蒸汽。所获低压蒸汽输往界区外蒸汽管网系统。在E-35202中冷凝下来的苯凝液进入苯回收塔塔顶回流罐V-35201，在此实现汽/液分离。所获液态苯同来自罐区经苯预处理器V35203A/B脱除碱性氮、经新鲜苯换热器E-35205A/B加热到145℃的新鲜苯汇合，一部分由P-35201/S增压后，作为T-35201的回流液而进入T-35201塔顶，另一部分由P-35202/S增压后，作为吸收液进入第一富乙烯吸收塔塔顶。

苯塔T-26203有100块塔板。该塔操作所需热量由苯塔底油提供，苯塔底油经过各加热器后经加热炉F-26201加热后返回塔釜。塔底产物粗乙苯从T-26203塔底采出，并输往乙苯回收系统。

T-26203的塔顶馏出物经E-26105加热气相烃化进料苯后中同锅炉给水（BW）换热而被部分冷凝，BW则被加热而汽化，产生0.32MPaG低压蒸汽。所获低压蒸汽输往界区外蒸汽管网系统。在ER-26201中冷凝下来的苯凝液进入苯塔回流罐V-26202，在此实现汽/液分离。所获液态苯经P-26204NA/B全回流进入T-26203塔顶。T-26203侧线采出部分苯液进入V-26101/V-26102用以补充烃化与反烃化的原料苯。

在V-35201和E-26204中所获得的未冷凝气体(其主要成份是苯)作为所获汽相与液相烃化闪蒸气、气相烃化产物一起送往粗分塔T-26201。T-26201塔顶蒸汽在经过粗分塔空冷器（EC-26201A/B）后进入粗分塔后冷器（E-26201）中由循环水部分冷凝冷却，物料冷凝后气相进入E-26202用冷冻水冷却至10℃，凝液汇入V-26201，剩余气相送至吸收塔T-26202，稳定塔气相三次冷凝的凝液全部进入稳定塔回流罐V-26201。因含有少量的游离水，V-26201罐的液体将分为油相和水相，聚集在分水包中的水，在液位控制下排入污水处理系统。经粗分塔回流泵（P-26201NA/B），油相中部分物料在稳定塔回流罐在流量控制下，送回塔内作为回流；部分的物料在流量回流罐液位控制下加热后去气相烃化，并间歇采出至界外以防止系统中非芳烃积累。塔底物料在液位控制下，经粗分塔釜泵（P-26202A/B/C）送至V-31103A/B处理后进入E-26104与气相烃化产物换热后进入苯回收塔T-26203。

自T-26201塔顶来的气相进入吸收塔T-26202，经二乙苯塔采出的二乙苯所作的吸收剂吸收后，塔顶尾气送出至V-26603，塔底的富溶剂则与吸收剂换热后进入反烃化进料罐V-26102。

乙苯、丙苯和多乙苯回收系统

乙苯回收系统由乙苯塔-2 T-35202、乙苯塔T-26204、乙苯塔-2再沸器E-35203、乙苯塔再沸器E-26206、乙苯塔-2冷凝器E-35204、乙苯塔顶蒸汽发生器ER-26202、新鲜苯换热器-2E-35205A/B、新鲜苯换热器E-35206A/B、乙苯冷却器-2 E-35207、乙苯冷却器E-26205N、乙苯塔-2回流罐V-35202、乙苯塔回流罐V－26203、乙苯塔-2塔釜泵P-35204/S、乙苯塔-2回流泵P-35203/S、乙苯塔回流泵P－26206NA/B、乙苯塔底泵P-26207NA/B等设备组成。

丙苯回收系统由丙苯塔T-35203、丙苯塔再沸器E-35208、丙苯塔顶蒸汽发生器E-35209、丙苯高沸物冷却器E-26207A、丙苯塔回流罐V-26204、丙苯塔底泵P-35205/S、丙苯塔回流泵P-35206/S等设备组成。

多乙苯（PEB）回收系统由二乙苯塔T-26206N、二乙苯塔再沸器E-26211、二乙苯塔顶蒸汽发生器ER-26204N、真空泵入口冷却器E-26210、高沸物冷却器E-26207B、二乙苯回流罐V-26205、二乙苯塔回流泵P-35207A/B、二乙苯塔底泵P-26211A/B、二乙苯塔真空泵P-26212NA/B等设备组成。

乙苯塔-2 T-35202是有100块板的板塔，T-35201釜液自其60块板进入。该塔再沸器使用高压蒸汽加热，塔顶馏出物流过E-35204，使其壳侧发生低压蒸汽，本身冷凝进入V-35202。不凝气送至苯乙烯单元，凝液经P-35203/S部分回流，另一部分预热新鲜苯后一股去苯乙烯单元，一股由在液位控制下经冷却送至罐区。T-35202塔底油则送入丙苯塔T-35203处理。

乙苯回收塔T-26204是由四段填料和板塔组成。来自苯回收塔塔釜的热粗乙苯由自上而下数第3、4段填料间进入乙苯塔T-26204。该塔的再沸器E-26206系用苯塔底油加热。塔顶馏出物流过乙苯塔顶蒸汽发生器ER-26202管程同壳程的锅炉给水（BW）换热，其本身被冷凝下来，锅炉给水则被汽化，产生低压蒸汽。经ER-26202冷凝的液相进入乙苯塔回流罐V-26203，不凝气进入放空总管。该罐设有压力分程调节系统，通过它来控制乙苯回收塔T-26204的操作压力。在V-26203中收集的T-26204塔顶馏出物冷凝液，一部分作为回流液返回T-26204塔顶，另一部分预热新鲜苯后输往下游苯乙烯单元作为脱氢反应器进料，或经乙苯产品冷却器E-26205N进一步冷却到40℃左右，然后送往罐区存贮。

乙苯回收塔T-26204塔底产物中含有微量的乙苯以及C₉芳烃（如丙苯、异丙苯等）、二乙苯和其它重组分，它们一并被送到丙苯回收塔T-35203处理。

乙苯塔底油自丙苯塔T-35203自上往下第三、四段填料进入，T-35203塔顶气相经丙苯塔冷凝器E-35209管程冷却后，凝液进入丙苯塔回流罐V-26204部分回流，部分采出经丙苯高沸物冷却器E-26207A冷却后进入罐区。E-35209壳侧产生低压蒸汽送至管网。T-35203塔底物主要是多乙苯和其它重组分，再送入二乙苯回收塔T-26206N处理。需要说明的是以上的各个设备标明了型号，但是实际的加工过程中并不局限于上述各个设备的型号。

为了提高多乙苯在反烃化反应器中的转化率，T-26204、T-35202塔底出料中乙苯含量应尽量低，因为降低反烃化反应器进料中乙苯浓度，可提高多乙苯转化成乙苯的转化率，这样可以使多乙苯（PEB）在系统中的循环率减小，从而降低能耗。乙苯塔底出料中乙苯含量控制指标是≤0.5％（wt.）。

该工艺的轻烃回收效率高，操作方便，实现了资源的有效回收利用。

以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明的范围内。本发明要求的保护范围由所附的权利要求书及其等同物界定。