CN109111336B - 一种费拖合成尾气深冷回收装置及工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种费拖合成油尾气深冷回收工艺，费拖合成尾气是费拖合成油在常温下不能液化的轻组分物料及其夹带的碳二、碳三、碳四等价值较高的烃类，本工艺就是利用混合冷剂制冷***，将净化后费拖合成尾气降温液化，回收碳二、碳三及较重组分，再分别把碳二、碳三精馏得到聚合级乙烯、丙烯；将尾气中的甲烷冷凝液化制成LNG产品；提纯氢气和一氧化碳，将氢气和一氧化碳按照合成气的组成配比送到费拖合成反应器上游。本费托合成油尾气深冷回收工艺不仅回收乙烯、丙烯等经济价值较高组分，也回收费拖合成反应的原料气氢气及一氧化碳，并且将其中的甲烷制成LNG或CNG。还提供了一种费拖合成油尾气深冷回收装置。
Description
技术领域
本发明属于煤化工行业的费拖合成领域，具体是一种费拖合成尾气深冷回收装置及工艺。
背景技术
费托合成是煤间接液化的技术之一，是合成气在一定的温度和压力下，利用适当的催化剂使一氧化碳与氢气反应生成以直连烃类为主的液体燃料的工艺过程；在费拖合成油的生产过程中，还会产生甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷及碳四等低碳烃类，还有一部分没有参与反应的氢气及一氧化碳组分。
合成油尾气就是在正常操作的温度和压力下无法液化的“不凝气”及其夹带的较重烃类，较早费拖合成生产工艺产生的乙烯、丙烯等经济价值较高组分很少，这股尾气就作为燃料送入燃料气***，包括大量费拖反应的原料气——一氧化碳及氢气。
随着催化剂技术的提高及工艺条件的改善，费托合成油尾气中的低碳烯烃含量不断增大，回收费托合成油尾气中经济价值较高组分势在必行。另外，利用合成气制烯烃的工作也在紧锣密鼓的进行，而且不断有好消息传出，本费托合成油尾气深冷回收工艺同样适合合成气制烯烃的产品气深冷回收。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种费拖合成尾气深冷回收装置及工艺，以解决现有技术中存在的缺陷。
本发明解决上述技术问题的技术方案如下：
一种费拖合成尾气深冷回收装置，包括尾气入口及与所述尾气入口依次连通的氧化物及酸性气体脱除***、干燥***和高压脱丙烷塔，所述高压脱丙烷塔包括两路管道，一路管道用于输送高压脱丙烷塔塔釜物料，其连通至低压脱丙烷塔；另一路管道用于输送高压脱丙烷塔塔顶的气相，其连通至压缩机；所述压缩机与1号深冷分离器连通，所述1号深冷分离器一路管道将冷凝液送入预脱甲烷塔，另一路管道将低温气相送入2号深冷分离器；所述预脱甲烷塔将低温液相物料分离成塔顶气相物料和塔底液相物料，一路管道将气相物料送入脱甲烷塔，控制丙烯，另一路管道将塔底物料送入脱乙烷塔，所述2号深冷分离器一路管道将冷凝液送至脱甲烷塔，另一路管道将低温气相物料进入3号深冷分离器；所述3号深冷分离器一路管道将低温液体物料送入液化天然气***，一路管道将低温气相物料经多级冷箱换热器复温送入PSA单元；所述脱甲烷塔分别与预脱甲烷塔、2号深冷分离器连通，所述脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，塔底产生塔底低温甲烷物料，塔釜物料送入乙烯精馏塔；所述乙烯精馏塔还与脱乙烷塔连通，进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料和脱乙烷塔塔顶的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品。
进一步的，所述低压脱丙烷塔一路管道与脱丁烷塔连接，所述脱丁烷塔接收低压脱丙烷塔塔釜物料；所述脱乙烷塔一路管道与低压脱丙烷塔的另一路管道均连通至丙烯精馏塔；所述液化天然气***连接一氧化碳提纯***进行提纯；
一种费拖合成尾气深冷回收工艺，包括如下步骤：
1)从上游装置送来的具有一定压力(1.0-2.5MPa)和温度(30-40℃)的费拖合成尾气进入氧化物及酸性气体脱除***，除去尾气中的氧化物及二氧化碳；
2)将脱除酸性气体的费托合成尾气降温到12-15℃进入干燥***，脱除尾气中的水分；
3)干燥合格的费拖尾气进入高压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制乙烯；
4)高压脱丙烷塔塔釜物料进入低压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制丙烯，塔压控制在0.6,-0.8MPa，塔顶温度10-16℃；5)低压脱丙烷塔塔顶混合碳三经泵送入丙烯精馏塔；
6)低压脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔顶控制碳五含量，塔釜控制碳四含量，塔压控制0.3-0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；
7)高压脱丙烷塔塔顶气相经压缩机升压至3.0-3.5MPa；
8)经压缩升压的碳三及轻组分气体被逐级冷却后进入1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPa，温度降至-65--50℃；冷凝液送入预脱甲烷塔，低温气相送入2号深冷分离器；
9)进入2号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-130--80℃；冷凝液送至脱甲烷塔，低温气相物料进入3号深冷分离器；
10)进入3号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-180--150℃；低温液体物料送入LNG单元，低温气相物料经多级冷箱换热器复温送入PSA单元；
11)进入PSA单元的气相物料经变压吸附产出纯度较高氢气产品及解析气，解析气升压进入燃料气管网；
12)送入LNG单元的低温液相物料经精制的到LNG产品及一氧化碳尾气，一氧化碳尾气经精制提纯得到较高纯度的一氧化碳产品及可燃废气，可燃废气送入燃料气管网；
13)进入预脱甲烷塔的低温液相物料被分离成塔顶气相物料和塔底液相物料，气相物料送入脱甲烷塔，控制丙烯，塔底物料送入脱乙烷塔，控制甲烷，塔顶压力3.0-3.5MPa，-55--40℃；
14)脱甲烷塔的进料是来自2号深冷分离器冷凝液及预脱甲烷塔碳二及轻组分，脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，塔底液相物料控制甲烷，塔顶压力2.9-3.3MPa，温度-100--95℃，塔底低温甲烷物料进入膨胀机为冷箱提供冷量，塔釜物料送入乙烯精馏塔；
15)脱乙烷塔塔顶压力为2.0-2.8MPA，温度为-24--14℃，塔顶控制丙烯含量，塔底控制乙烯含量，塔顶的混合碳二物料送入乙烯精馏塔，塔釜的混合碳三送入丙烯精馏塔；
16)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料和脱乙烷塔塔顶的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品，塔顶压力0.5-1.0MPA，温度-40--70℃；
17)丙烯精馏塔的进料来自脱乙烷塔塔釜的混合碳三物料，塔顶操作压力1.6-1.9MPA，温度36-49℃，塔顶产出聚合级丙烯产品，塔底产出丙烷产品；
进一步的，费拖合成尾气的组分、压力与合成气制烯烃产品气的组分、压力接近；
进一步的，费拖尾气深冷回收工艺所采用的制冷***包括混合冷剂制冷和氮气循环制冷，也可以采用丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷；
进一步的，步骤1)中，费拖合成尾气根据酸性气体的含量及种类选用不同的酸性气体脱除方法，如用MDEA、氢氧化钠溶液等洗涤及分子筛吸附剂选择性吸附；
进一步的，步骤2)中，费拖尾气冷却至12-15℃后进入气液分离罐，罐顶气相物料进入气相干燥器，罐底液相物料由界面控制排出游离水，界面以上液相烃类由泵送入聚结器进一步脱除游离水，然后进入液相干燥器；
进一步的，步骤3)、4)中，由于费拖合成尾气二烯烃含量极少，不存在聚合结焦问题，可以采用单塔脱丙烷；塔压为1.3-1.9MPA，温度-23--15℃，塔顶控制碳四，塔底控制碳三；脱丙烷塔塔釜物料进入脱丁烷塔；
进一步的，步骤3)、7)中，高压脱丙烷塔塔顶的碳三及轻组分经复温进入费拖尾气压缩机升压至3.0-3.5MPA；
进一步的，步骤3)高压脱丙烷塔的回流来自1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPA，温度-40至-30℃；
进一步的，步骤8)中，1号深冷分离器可以在-65--20℃的温度区间冷凝不同温度不同组分的冷凝液，分别为高压脱丙烷塔提供回流液及预脱甲烷塔不同位置的进料；
进一步的，步骤9)中，2号深冷分离器在-130--80℃的温度区间冷凝不同温度不同组分的冷凝液，分别对应进入脱甲烷塔不同位置；
进一步的，步骤8)、9)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，可以把1号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的预脱甲烷塔，把2号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔，这样费拖尾气深冷回收装置就不用设计建造预脱甲烷塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔以及下游的乙烯精馏塔和丙烯精馏塔；
进一步的，步骤8)中，1号深冷分离器包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开1号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳三降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，也可以是来自2号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液；
进一步的，步骤9)中，2号深冷分离器同样包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开2号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳二降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，也可以是来自3号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液；
进一步的，步骤10)中，3号深冷分离器包括冷箱换热器和分馏塔，由混合冷剂和液氮提供冷量，设置分馏塔目的是减少氢气中甲烷、一氧化碳的含量及减少液相氢气含量，提高氢气、甲烷及一氧化碳的回收率；
进一步的，步骤10)中，3号深冷分离器产生的低温气体在复温后符合进入合成气管网的条件可以直接送入合成气管网，也可以进入PSA制取氢气产品，不允许进入合成气管网就进入PSA单元制取氢气；
进一步的，步骤10)、11)中，氢气产品可以根据需要送入合成气管网，解析气送入燃料气管网；
进一步的，步骤12)中，LNG单元包括脱轻塔和CO提纯***，脱轻塔将3号深冷分离器低温液体分离为LNG产品和塔顶的低温富一氧化碳气体，塔顶低温气体经冷箱复热后进入CO提纯***，CO提纯***是另外PSA装置，将富一氧化碳气相物料分离为较高纯度一氧化碳产品和富氮气解析气；
进一步的，步骤14)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，可以将传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔塔顶低温气相甲烷引入费拖尾气深冷回收装置膨胀机为冷箱提供冷量；
进一步的，步骤16)中，乙烯精馏***采用热泵配套，压力0.5-1.0MPA，温度-40至-70℃。
本发明的有益效果是：针对费拖合成尾气的特点，提供了一种费拖合成油尾气的深冷深冷回收工艺及***。与传统的石油产品制烯烃及甲醇制烯烃工艺相比，费托合成油尾气最大的特点就是具有较高的压力，因此，费拖合成油尾气不用升高压力进行氧化物、酸性气体及水分的脱除，在进入深冷分离***之前只用简单的一段压缩就可以将尾气升压到所需操作压力；与传统的石油产品裂解制烯烃相比费拖合成由尾气的炔烃及二烯烃含量极低，费拖合成油尾气深冷回收工艺只用简单的一段乙炔脱除保护反应器甚至不用乙炔加氢反应器就能达到聚合级乙烯产品要求的乙炔指标；与甲醇制烯烃工艺相比费拖合成油尾气氢气、甲烷等轻组分含量较高，只有采用深冷分离才能保证低碳烯烃的有效回收。本费托合成油尾气深冷回收工艺不仅回收乙烯、丙烯等经济价值较高组分，也回收费拖合成反应的原料气氢气及一氧化碳，并且将其中的甲烷制成LNG或CNG。
附图说明
图1为本发明结构示意图；
附图标记说明如下：
1、氧化物及酸性气体脱除***，2、干燥***，3、高压脱丙烷塔，4、低压脱丙烷塔，5、脱丁烷塔，6、丙烯精馏塔，7、压缩机，8、1号深冷分离器，9、预脱甲烷塔，10、2号深冷分离器，11、脱甲烷塔，12、3号深冷分离器,13、液化天然气***，14、PSA单元，15、一氧化碳提纯***，16、脱乙烷塔，17、乙烯精馏塔；
具体实施方式
以下结合附图对本发明的原理和特征进行描述，所举实例只用于解释本发明，并非用于限定本发明的范围。
如图1所示，一种费拖合成尾气深冷回收装置，包括尾气入口及与所述尾气入口依次连通的氧化物及酸性气体脱除***、干燥***和高压脱丙烷塔，所述高压脱丙烷塔包括两路管道，一路管道用于输送高压脱丙烷塔塔釜物料，其连通至低压脱丙烷塔；另一路管道用于输送高压脱丙烷塔塔顶的气相，其连通至压缩机；所述压缩机与1号深冷分离器连通，所述1号深冷分离器一路管道将冷凝液送入预脱甲烷塔，另一路管道将低温气相送入2号深冷分离器；所述预脱甲烷塔将低温液相物料分离成塔顶气相物料和塔底液相物料，一路管道将气相物料送入脱甲烷塔，控制丙烯，另一路管道将塔底物料送入脱乙烷塔，所述2号深冷分离器一路管道将冷凝液送至脱甲烷塔，另一路管道将低温气相物料进入3号深冷分离器；所述3号深冷分离器一路管道将低温液体物料送入液化天然气***，一路管道将低温气相物料经多级冷箱换热器复温送入PSA单元；所述脱甲烷塔分别与预脱甲烷塔、2号深冷分离器连通，所述脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，塔底产生塔底低温甲烷物料，塔釜物料送入乙烯精馏塔；所述乙烯精馏塔还与脱乙烷塔连通，进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料和脱乙烷塔塔顶的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品。
更具体的，所述低压脱丙烷塔一路管道与脱丁烷塔连接，所述脱丁烷塔接收低压脱丙烷塔塔釜物料；所述脱乙烷塔一路管道与低压脱丙烷塔的另一路管道均连通至丙烯精馏塔；所述液化天然气***连接一氧化碳提纯***进行提纯；
本发明还提供了一种费拖合成尾气深冷回收工艺，包括如下步骤：
1)从上游装置送来的具有一定压力(1.0-2.5MPa)和温度(30-40℃)的费拖合成尾气进入氧化物及酸性气体脱除***，除去尾气中的氧化物及二氧化碳；
2)将脱除酸性气体的费托合成尾气降温到12-15℃进入干燥***，脱除尾气中的水分；
3)干燥合格的费拖尾气进入高压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制乙烯；
4)高压脱丙烷塔塔釜物料进入低压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制丙烯，塔压控制在0.6,-0.8MPa，塔顶温度10-16℃；5)低压脱丙烷塔塔顶混合碳三经泵送入丙烯精馏塔；
6)低压脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔顶控制碳五含量，塔釜控制碳四含量，塔压控制0.3-0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；
7)高压脱丙烷塔塔顶气相经压缩机升压至3.0-3.5MPa；
8)经压缩升压的碳三及轻组分气体被逐级冷却后进入1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPa，温度降至-65--50℃；冷凝液送入预脱甲烷塔，低温气相送入2号深冷分离器；
9)进入2号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-130--80℃；冷凝液送至脱甲烷塔，低温气相物料进入3号深冷分离器；
10)进入3号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-180--150℃；低温液体物料送入LNG单元，低温气相物料经多级冷箱换热器复温送入PSA单元；
11)进入PSA单元的气相物料经变压吸附产出纯度较高氢气产品及解析气，解析气升压进入燃料气管网；
12)送入LNG单元的低温液相物料经精制的到LNG产品及一氧化碳尾气，一氧化碳尾气经精制提纯得到较高纯度的一氧化碳产品及可燃废气，可燃废气送入燃料气管网；
13)进入预脱甲烷塔的低温液相物料被分离成塔顶气相物料和塔底液相物料，气相物料送入脱甲烷塔，控制丙烯，塔底物料送入脱乙烷塔，控制甲烷，塔顶压力3.0-3.5MPa，-55--40℃；
14)脱甲烷塔的进料是来自2号深冷分离器冷凝液及预脱甲烷塔碳二及轻组分，脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，塔底液相物料控制甲烷，塔顶压力2.9-3.3MPa，温度-100--95℃，塔底低温甲烷物料进入膨胀机为冷箱提供冷量，塔釜物料送入乙烯精馏塔；
15)脱乙烷塔塔顶压力为2.0-2.8MPA，温度为-24--14℃，塔顶控制丙烯含量，塔底控制乙烯含量，塔顶的混合碳二物料送入乙烯精馏塔，塔釜的混合碳三送入丙烯精馏塔；
16)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料和脱乙烷塔塔顶的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品，塔顶压力0.5-1.0MPA，温度-40--70℃；
17)丙烯精馏塔的进料来自脱乙烷塔塔釜的混合碳三物料，塔顶操作压力1.6-1.9MPA，温度36-49℃，塔顶产出聚合级丙烯产品，塔底产出丙烷产品；
进一步的，费拖合成尾气的组分、压力与合成气制烯烃产品气的组分、压力接近；
进一步的，费拖尾气深冷回收工艺所采用的制冷***包括混合冷剂制冷和氮气循环制冷，也可以采用丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷；
进一步的，步骤1)中，费拖合成尾气根据酸性气体的含量及种类选用不同的酸性气体脱除方法，如用MDEA、氢氧化钠溶液等洗涤及分子筛吸附剂选择性吸附；
进一步的，步骤2)中，费拖尾气冷却至12-15℃后进入气液分离罐，罐顶气相物料进入气相干燥器，罐底液相物料由界面控制排出游离水，界面以上液相烃类由泵送入聚结器进一步脱除游离水，然后进入液相干燥器；
进一步的，步骤3)、4)中，由于费拖合成尾气二烯烃含量极少，不存在聚合结焦问题，可以采用单塔脱丙烷；塔压为1.3-1.9MPA，温度-23--15℃，塔顶控制碳四，塔底控制碳三；脱丙烷塔塔釜物料进入脱丁烷塔；
进一步的，步骤3)、7)中，高压脱丙烷塔塔顶的碳三及轻组分经复温进入费拖尾气压缩机升压至3.0-3.5MPA；
进一步的，步骤3)高压脱丙烷塔的回流来自1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPA，温度-40至-30℃；
进一步的，步骤8)中，1号深冷分离器可以在-65--20℃的温度区间冷凝不同温度不同组分的冷凝液，分别为高压脱丙烷塔提供回流液及预脱甲烷塔不同位置的进料；
进一步的，步骤9)中，2号深冷分离器在-130--80℃的温度区间冷凝不同温度不同组分的冷凝液，分别对应进入脱甲烷塔不同位置；
进一步的，步骤8)、9)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，可以把1号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的预脱甲烷塔，把2号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔，这样费拖尾气深冷回收装置就不用设计建造预脱甲烷塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔以及下游的乙烯精馏塔和丙烯精馏塔；
进一步的，步骤8)中，1号深冷分离器包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开1号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳三降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，也可以是来自2号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液；
进一步的，步骤9)中，2号深冷分离器同样包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开2号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳二降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，也可以是来自3号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液；
进一步的，步骤10)中，3号深冷分离器包括冷箱换热器和分馏塔，由混合冷剂和液氮提供冷量，设置分馏塔目的是减少氢气中甲烷、一氧化碳的含量及减少液相氢气含量，提高氢气、甲烷及一氧化碳的回收率；
进一步的，步骤10)中，3号深冷分离器产生的低温气体在复温后符合进入合成气管网的条件可以直接送入合成气管网，也可以进入PSA制取氢气产品，不允许进入合成气管网就进入PSA单元制取氢气；
进一步的，进一步的，步骤10)、11)中，氢气产品可以根据需要送入合成气管网，解析气送入燃料气管网；
进一步的，步骤12)中，LNG单元包括脱轻塔和CO提纯***，脱轻塔将3号深冷分离器低温液体分离为LNG产品和塔顶的低温富一氧化碳气体，塔顶低温气体经冷箱复热后进入CO提纯***，CO提纯***是另外PSA装置，将富一氧化碳气相物料分离为较高纯度一氧化碳产品和富氮气解析气；
进一步的，步骤14)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，可以将传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔塔顶低温气相甲烷引入费拖尾气深冷回收装置膨胀机为冷箱提供冷量；
进一步的，步骤16)中，乙烯精馏***采用热泵配套，压力0.5-1.0MPA，温度-40至-70℃。以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (18)
1.一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于，包括如下步骤：
1)从上游装置送来的具有一定压力1.0-2.5MPa和温度30-40℃的费拖合成尾气进入氧化物及酸性气体脱除***，除去尾气中的氧化物及二氧化碳；
2)将脱除酸性气体的费托合成尾气降温到12-15℃进入干燥***，脱除尾气中的水分；
3)干燥合格的费拖尾气进入高压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制乙烯；
4)高压脱丙烷塔塔釜物料进入低压脱丙烷塔，塔顶控制碳四，塔底控制丙烯，塔压控制在0.6-0.8MPa，塔顶温度10-16℃；5)低压脱丙烷塔塔顶混合碳三经泵送入丙烯精馏塔；
6)低压脱丙烷塔塔釜物料送入脱丁烷塔，塔顶控制碳五含量，塔釜控制碳四含量，塔压控制0.3-0.4MPA，塔顶碳四产品经泵送出，塔釜碳五产品经泵降温送出；
7)高压脱丙烷塔塔顶气相经压缩机升压至3.0-3.5MPa；
8)经压缩升压的碳三及轻组分气体被逐级冷却后进入1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPa，温度降至-65～-50℃；冷凝液送入预脱甲烷塔，低温气相送入2号深冷分离器；
9)进入2号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-130～-80℃；冷凝液送至脱甲烷塔，低温气相物料进入3号深冷分离器；
10)进入3号深冷分离器的低温气相物料被继续冷却，压力控制3.0-3.5MPa，温度降至-180～-150℃；低温液体物料送入LNG单元，低温气相物料经多级冷箱换热器复温送入PSA单元；
11)进入PSA单元的气相物料经变压吸附产出纯度较高氢气产品及解析气，解析气升压进入燃料气管网；
12)送入LNG单元的低温液相物料经精制的到LNG产品及一氧化碳尾气，一氧化碳尾气经精制提纯得到较高纯度的一氧化碳产品及可燃废气，可燃废气送入燃料气管网；
13)进入预脱甲烷塔的低温液相物料被分离成塔顶气相物料和塔底液相物料，气相物料送入脱甲烷塔，控制丙烯，塔底物料送入脱乙烷塔，控制甲烷，塔顶压力3.0-3.5MPa，-55～-40℃；
14)脱甲烷塔的进料是来自2号深冷分离器冷凝液及预脱甲烷塔碳二及轻组分，脱甲烷塔塔顶产生低温气相甲烷物料，控制乙烯含量，塔底液相物料控制甲烷，塔顶压力2.9-3.3MPa，温度-100～-95℃，塔底低温甲烷物料进入膨胀机为冷箱提供冷量，塔釜物料送入乙烯精馏塔；
15)脱乙烷塔塔顶压力为2.0-2.8MPA，温度为-24～-14℃，塔顶控制丙烯含量，塔底控制乙烯含量，塔顶的混合碳二物料送入乙烯精馏塔，塔釜的混合碳三送入丙烯精馏塔；
16)乙烯精馏塔的进料来自脱甲烷塔塔釜的混合碳二物料和脱乙烷塔塔顶的混合碳二物料，塔顶控制乙烷含量，产出聚合级乙烯，塔底控制乙烯含量，产出乙烷产品，塔顶压力0.5-1.0MPA，温度-40～-70℃；
17)丙烯精馏塔的进料来自脱乙烷塔塔釜的混合碳三物料，塔顶操作压力1.6-1.9MPA，温度36～49℃，塔顶产出聚合级丙烯产品，塔底产出丙烷产品。
2.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：费拖合成尾气的组分、压力与合成气制烯烃产品气的组分、压力接近。
3.根据权利要求2所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：费拖尾气深冷回收工艺所采用的制冷***包括混合冷剂制冷和氮气循环制冷，或者采用丙烯、乙烯复叠制冷和氮气循环制冷。
4.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤1)中，费拖合成尾气根据酸性气体的含量及种类选用不同的酸性气体脱除方法。
5.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤2)中，费拖尾气冷却至12-15℃后进入气液分离罐，罐顶气相物料进入气相干燥器，罐底液相物料由界面控制排出游离水，界面以上液相烃类由泵送入聚结器进一步脱除游离水，然后进入液相干燥器。
6.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤3)、4)中，由于费拖合成尾气二烯烃含量极少，不存在聚合结焦问题，采用单塔脱丙烷；塔压为1.3-1.9MPA，温度-23至-15℃，塔顶控制碳四，塔底控制碳三；脱丙烷塔塔釜物料进入脱丁烷塔。
7.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤3)、7)中，高压脱丙烷塔塔顶的碳三及轻组分经复温进入费拖尾气压缩机升压至3.0-3.5MPA。
8.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤3)高压脱丙烷塔的回流来自1号深冷分离器，压力3.0-3.5MPA，温度-40至-30℃。
9.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤9)中，2号深冷分离器在-130～-80℃的温度区间冷凝不同温度不同组分的冷凝液，分别对应进入脱甲烷塔不同位置。
10.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤8)、9)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，把1号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的预脱甲烷塔，把2号深冷分离器的不同温度不同组分的冷凝液送入传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔，这样费拖尾气深冷回收装置就不用设计建造预脱甲烷塔、脱甲烷塔、脱乙烷塔以及下游的乙烯精馏塔和丙烯精馏塔。
11.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤8)中，1号深冷分离器包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开1号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳三降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，或者是来自2号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液。
12.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤9)中，2号深冷分离器同样包括冷箱换热器、气液分离设备，在低温气体离开2号深冷分离器之前采用塔或分凝分离器，以便在最高温度下把低温气相中的碳二降到最低，塔的回流是塔顶冷凝器提供的组分更轻温度更低的冷凝液，或者是来自3号深冷分离器的组分更轻温度更低的冷凝液。
13.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤10)中，3号深冷分离器包括冷箱换热器和分馏塔，由混合冷剂和液氮提供冷量，设置分馏塔目的是减少氢气中甲烷、一氧化碳的含量及减少液相氢气含量，提高氢气、甲烷及一氧化碳的回收率。
14.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤10)中，3号深冷分离器产生的低温气体在复温后符合进入合成气管网的条件直接送入合成气管网，或者进入PSA制取氢气产品，不允许进入合成气管网就进入PSA单元制取氢气。
15.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：进一步的，步骤10)、11)中，氢气产品根据需要送入合成气管网，解析气送入燃料气管网。
16.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤12)中，LNG单元包括脱轻塔和CO提纯***，脱轻塔将3号深冷分离器低温液体分离为LNG产品和塔顶的低温富一氧化碳气体，塔顶低温气体经冷箱复热后进入CO提纯***，CO提纯***是另外PSA装置，将富一氧化碳气相物料分离为较高纯度一氧化碳产品和富氮气解析气。
17.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤14)中，在与传统乙烯裂解装置一起设计建设费拖尾气深冷回收装置，将传统乙烯裂解装置烯烃分离单元的脱甲烷塔塔顶低温气相甲烷引入费拖尾气深冷回收装置膨胀机为冷箱提供冷量。
18.根据权利要求1所述的一种费拖合成尾气深冷回收工艺，其特征在于：步骤16)中，乙烯精馏***采用热泵配套，压力0.5-1.0MPA，温度-40至-70℃。
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