一種煉廠干氣同時回收h2和c2及以上組分的全溫程變壓吸附方法
【專利摘要】本發明公開一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，煉廠干氣經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98％的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱后回流至變壓吸附濃縮工序，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99％的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網；本發明解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
【專利說明】
一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法
技術領域
[0001]本發明屬于分離回收煉廠干氣的技術領域，更具體的說是涉及一種一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法。
【背景技術】
[0002]隨著石油資源的日益短缺、劣質化和環保法規日益苛刻，世界石化工業正面臨著新的挑戰，資源的綜合利用受到了前所未有的高度重視。煉廠干氣(煉廠尾氣)主要來源于原油一次加工和二次加工。如原油蒸餾、催化重整、催化裂化、加氫裂化、加氫精制、延遲焦化、熱裂化等過程中所產生的氣體。煉廠干氣是一種混合氣，它富含氫氣、甲烷、C2、C3及以上烴類和少量雜質，目前已成為人們公認的重要化工原料資源。在沒有合適的分離回收和綜合利用技術之前，尾氣大多被作為燃料氣或放火炬燒掉，造成了資源浪費和環境污染。為了適應石油化工的發展，隨著煉油深加工和油品質量標準的提高，原油二次加工新技術不斷增加，煉廠干氣越來越多。回收利用煉廠干氣已經成為煉油企業降低生產成本和實現資源有效利用的重要手段。搞好煉廠干氣的回收利用，對提高經濟效益和環保效益具有重要意義。
[0003]目前，對煉廠干氣中的氫氣、碳二及以上輕烴等價值較高的組分回收，可通過各種干氣提濃技術來實現。針對干氣中的氫氣體積分數通常大于40 %的富氫干氣，一般采用變壓吸附、低溫冷凝、膜分離等方法回收其中的氫氣;針對干氣中的碳二及以上組分的體積分數大于20%富烴干氣，一般采用深冷分離、吸收分離及兩段PSA等方法來提濃回收其中的碳二等組分。而同時分離干氣中的輕烴和氫氣的技術，特別是針對含烴較少的煉廠貧氣回收技術仍少見報道。
[0004]單一的傳統PSA與TSA方法是不適用于煉廠干氣同時分離回收H2與C2及以上組分組份工況，工業上一般是采用淺冷+多級PSA方法，或是深冷分離方法，或是淺冷+膜分離法，或是PSA與冷油吸收耦合方法，但是這些集成的方法仍然存在回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定等問題，傳統的PSA法由于重烴組分不能得到很好的解吸，長期的累積造成塔內吸附劑失活，所以吸附劑壽命短;傳統的TSA法因為溫度周期性地交變也導致吸附劑使用壽命短。
【發明內容】
[0005]全溫程變壓吸附(英文全稱:FulI Temperature Range-Pressure SwingAdsorpt1n，簡稱:FTrPSA)是一種以變壓吸附為基礎的方法，利用不同物料組分本身在不同壓力與溫度下的吸附分離系數及物理化學性質的差異性，采取犧牲少許吸附效果但易于解吸的中高溫操作或易于吸附的低溫操作來分離和提純各種氣體的方法。
[0006]本發明提供一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0007]為解決上述的技術問題，本發明采用以下技術方案:
[0008]一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，包括如下工序:
[0009](I)變壓吸附濃縮工序，帶溫煉廠干氣無需冷卻直接經進氣管道進入FTrPSA濃縮系統，采用多塔串聯或并聯工藝，在操作溫度為60-200 °C、操作壓力為0.5-6.0MPa的條件下進行吸附，多臺吸附塔交替循環操作，保證原料氣連續進入，I個或多個吸附塔處于吸附狀態，其余吸附塔為再生狀態，在吸附塔內，透過床層由塔頂排出是由氫氣、甲烷和氮氣組成的中間氣，烴類組分被吸附，解吸后得到富烴解吸氣；
[0010](2)冷卻降溫工序，將變壓吸附濃縮工序得到的中間氣的溫度降至常溫；
[0011](3)常溫吸附工序，經冷卻降溫工序降溫的中間氣，進入常溫變壓吸附單元，脫除甲烷、氮氣及微量輕烴等組分，得到高純氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣；
[0012](4)加壓冷卻工序，將變壓吸附濃縮工序得到的富烴解吸氣經壓縮機加壓至1.5?4.0Mpa，再冷卻至1?40 °C，達到油吸收所需的進料條件；
[0013](5)油吸收工序，將經加壓冷卻工序加壓冷卻的富烴解吸氣送入油吸收單元，油吸收采用的吸收液為C3?C6烷烴物質，吸收壓力為1.5?4.0Mpa，吸收溫度10?40°C，富烴解吸氣中的C2及以上組分組分被油吸收下來，少量油不吸收的不凝氣從吸收塔頂部排出，所述不凝氣是含甲烷、氫氣和C2等的混合物，將不凝氣加熱到60-200°C后回流至變壓吸附濃縮工序；
[0014](6)油解吸工序，將從油吸收工序出來的吸收液送入解吸塔進行解吸，解吸通過加熱、降壓的方式，得到C2產品，解吸后的吸收液循環到吸收塔回用。
[0015]更優的，在進入所述變壓吸附濃縮工序前還要對煉廠干氣進行壓縮升壓，將壓力提升至0.5-6.0MPa，壓縮不需要末級冷卻，壓縮出口溫度為80?120 °C。
[0016]更優的，所述變壓吸附濃縮工序采用的解吸方式為常壓解析。
[0017]更優的，所述冷卻降溫工序中，采用循環水冷卻方式將中間氣降溫至20?40°C。
[0018]更優的，所述常溫吸附工序中采用的解吸方式為常壓解析。
[0019]更優的，所述煉廠干氣為不含有烯烴的飽和干氣，油吸收工序采用丙烷作為吸收劑進行吸收，吸收液不經過解吸而直接進入乙烷裂解爐進行乙烯、丙烯的生產。
[0020]傳統變壓吸附通常在常溫進行，有些氣體雖然能夠很好地吸附但難以解吸，甚至會破壞床層;而FTrPSA，解決了難吸附和易吸附雜質的大部分再生問題，也可與其他分離方法進行耦合，實現節能減耗、延長吸附床層壽命等效果。
[0021]本發明先采用FTrPSA將原料氣分為由氫氣、甲烷和氮氣等組分組成的中間氣和富烴解吸氣，使C2及以上組分組分得到濃縮再進行回收利用，減少后續步驟的負荷，結合加壓冷卻、油吸收、油解吸和常溫變壓吸附，同時從煉廠干氣中分離回收H2與C2及以上組分組份，將煉廠干氣分割成3股氣體，一股是高純度氫氣(體積濃度99.99%)，一股是高純C2輕烴(體積濃度98%)，一股是富甲烷的燃料氣，回收的氫氣和C2輕烴均可直接回用于主生產加氫裝置和乙烯裝置，燃料氣進全廠燃氣管網，實現了煉廠干氣的高值綜合利用。
[0022]與現有技術相比，本發明的有益效果是:
[0023](I)產品回收率高，其中氫氣的收率2 90%，C2輕烴的收率2 95% ;
[0024](2)產品純度高，其中氫氣的純度2 99.99%，輕烴的純度2 98% ;
[0025](3)采用FTrPSA工藝，提高了吸附劑使用壽命，吸附劑使用壽命10年以上；
[0026](4)采用非真空解析方式，節約了能耗，降低了投資；
[0027](5)自動化程度高、運行穩定、分離設備小，投資低；
[0028](6)尾氣多組分同時回收，實現了資源利用最大化；
[0029](7)對波動性大的氣源適應性強，煉廠干氣多由多個工段尾氣混合而成，波動性非常大。
【附圖說明】
[0030]圖1為本發明的流程示意圖。
【具體實施方式】
[0031]為了使本領域的技術人員更好地理解本發明，下面將結合本發明實施例中的附圖對本發明實施例中的技術方案進行清楚、完整的描述。
[0032]實施例1
[0033]如圖1所示，一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，包括如下工序:
[0034](I)變壓吸附濃縮工序，帶溫煉廠干氣無需冷卻直接經進氣管道進入FTrPSA濃縮系統，采用6塔并聯工藝，在操作溫度為60-80°C、操作壓力為0.5-1.5MPa的條件下進行吸附，6臺吸附塔交替循環操作，保證原料氣連續進入，I個或多個吸附塔處于吸附狀態，其余吸附塔為再生狀態，在吸附塔內，透過床層由塔頂排出是由氫氣、甲烷和氮氣組成的中間氣，烴類組分被吸附，解吸后得到富烴解吸氣。
[0035]在吸附塔內，烴類組分是吸附相被吸附，氫氣、甲烷和氮氣為非吸附相透過床層由塔頂排出，本工序將C2作為控制組分，控制C2穿透的濃度小于0.01%，本工序溫度采用在60-80°C的溫度范圍內，煉廠干氣無需冷卻到常溫而直接進入，這樣不僅降低了能耗，而且可保證吸附相解析徹底，提高吸附劑使用壽命至10年以上，傳統的PSA法由于重烴組分不能得到很好的解吸，長期的累積造成塔內吸附劑失活，所以吸附劑壽命通常小于2年，傳統的TSA法因為溫度周期性地交變也導致吸附劑使用壽命通常小于3年，故吸附相不能得到很好的解吸以及溫度周期性地交變容易致使吸附劑的使用壽命短，本工序采用FTrPSA以其解吸徹底、溫度不發生周期性地交變的特點提高了吸附劑的使用壽命。
[0036](2)冷卻降溫工序，將變壓吸附濃縮工序得到的中間氣的溫度降至常溫。
[0037](3)常溫吸附工序，經冷卻降溫工序降溫的中間氣，進入常溫變壓吸附單元，脫除甲烷、氮氣及微量輕烴等組分，得到濃度大于99.99%的高純氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣。
[0038]本工序采用常溫吸附，目的是保障氫氣產品的純度，同時中間氣中的重烴組分在變壓吸附濃縮工序中已被分離，故不會存在殘余重烴組分在塔內造成吸附劑失活的問題，用常溫變壓吸附的方式即可達到高效提純的目的。
[0039](4)加壓冷卻工序，將變壓吸附濃縮工序得到的富烴解吸氣經壓縮機加壓至1.5?4.0Mpa，再冷卻至1?40 °C，達到油吸收所需的進料條件。
[0040](5)油吸收工序，將經加壓冷卻工序加壓冷卻的富烴解吸氣送入油吸收單元，油吸收采用的吸收液為C3?C6烷烴物質，吸收壓力為1.5?4.0Mpa，吸收溫度10?40°C，富烴解吸氣中的C2及以上組分組分被油吸收下來，少量油不吸收的不凝氣從吸收塔頂部排出，所述不凝氣是含甲烷、氫氣和C2等的混合物，將不凝氣加熱到60-80°C后回流至變壓吸附濃縮工序。
[0041](6)油解吸工序，將從油吸收工序出來的吸收液送入解吸塔進行解吸，解吸通過加熱、降壓的方式，解吸后的吸收液循環到吸收塔回用，通過壓力和溫度的調節優化，得到C2產品的濃度大于98 %。
[0042]本實施例中，煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到60-80°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率;中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命;同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0043]實施例2
[0044]如圖1所示，一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，包括如下工序:
[0045](I)變壓吸附濃縮工序，帶溫煉廠干氣無需冷卻直接經進氣管道進入FTrPSA濃縮系統，采用8塔并聯工藝，在操作溫度為80-110°C、操作壓力為1.5-3.5MPa的條件下進行吸附，8臺吸附塔交替循環操作，保證原料氣連續進入，I個或多個吸附塔處于吸附狀態，其余吸附塔為再生狀態，在吸附塔內，透過床層由塔頂排出是由氫氣、甲烷和氮氣組成的中間氣，烴類組分被吸附，解吸后得到富烴解吸氣。
[0046]在吸附塔內，烴類組分是吸附相被吸附，氫氣、甲烷和氮氣為非吸附相透過床層由塔頂排出，本工序將C2作為控制組分，控制C2穿透的濃度小于0.01%，本工序溫度采用在80-110°C的溫度范圍內，煉廠干氣無需冷卻到常溫而直接進入，這樣不僅降低了能耗，而且可保證吸附相解析徹底，提高吸附劑使用壽命至10年以上，傳統的PSA法由于重烴組分不能得到很好的解吸，長期的累積造成塔內吸附劑失活，所以吸附劑壽命通常小于2年，傳統的TSA法因為溫度周期性地交變也導致吸附劑使用壽命通常小于3年，故吸附相不能得到很好的解吸以及溫度周期性地交變容易致使吸附劑的使用壽命短，本工序采用FTrPSA以其解吸徹底、溫度不發生周期性地交變的特點提高了吸附劑的使用壽命。
[0047](2)冷卻降溫工序，將變壓吸附濃縮工序得到的中間氣的溫度降至常溫。
[0048](3)常溫吸附工序，經冷卻降溫工序降溫的中間氣，進入常溫變壓吸附單元，脫除甲烷、氮氣及微量輕烴等組分，得到濃度大于99.99%的高純氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣。
[0049]本工序采用常溫吸附，目的是保障氫氣產品的純度，同時中間氣中的重烴組分在變壓吸附濃縮工序中已被分離，故不會存在殘余重烴組分在塔內造成吸附劑失活的問題，用常溫變壓吸附的方式即可達到高效提純的目的。
[0050](4)加壓冷卻工序，將變壓吸附濃縮工序得到的富烴解吸氣經壓縮機加壓至1.5?4.0Mpa，再冷卻至1?40 °C，達到油吸收所需的進料條件。
[0051](5)油吸收工序，將經加壓冷卻工序加壓冷卻的富烴解吸氣送入油吸收單元，油吸收采用的吸收液為C3?C6烷烴物質，吸收壓力為1.5?4.0Mpa，吸收溫度10?40°C，富烴解吸氣中的C2及以上組分組分被油吸收下來，少量油不吸收的不凝氣從吸收塔頂部排出，所述不凝氣是含甲烷、氫氣和C2等的混合物，將不凝氣加熱到80-110°C后回流至變壓吸附濃縮工序。
[0052](6)油解吸工序，將從油吸收工序出來的吸收液送入解吸塔進行解吸，解吸通過加熱、降壓的方式，解吸后的吸收液循環到吸收塔回用，通過壓力和溫度的調節優化，得到C2產品的濃度大于98 %。
[0053]本實施例中，煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到80-110°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命;同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0054]實施例3
[0055]如圖1所示，一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，包括如下工序:
[0056](I)變壓吸附濃縮工序，帶溫煉廠干氣無需冷卻直接經進氣管道進入FTrPSA濃縮系統，采用10塔并聯工藝，在操作溫度為120-150°C、操作壓力為4.0-6.0MPa的條件下進行吸附，10臺吸附塔交替循環操作，保證原料氣連續進入，I個或多個吸附塔處于吸附狀態，其余吸附塔為再生狀態，在吸附塔內，透過床層由塔頂排出是由氫氣、甲烷和氮氣組成的中間氣，烴類組分被吸附，解吸后得到富烴解吸氣。
[0057]在吸附塔內，烴類組分是吸附相被吸附，氫氣、甲烷和氮氣為非吸附相透過床層由塔頂排出，本工序將C2作為控制組分，控制C2穿透的濃度小于0.01%，本工序溫度采用在120-150Γ的溫度范圍內，煉廠干氣無需冷卻到常溫而直接進入，這樣不僅降低了能耗，而且可保證吸附相解析徹底，提高吸附劑使用壽命至10年以上，傳統的PSA法由于重烴組分不能得到很好的解吸，長期的累積造成塔內吸附劑失活，所以吸附劑壽命通常小于2年，傳統的TSA法因為溫度周期性地交變也導致吸附劑使用壽命通常小于3年，故吸附相不能得到很好的解吸以及溫度周期性地交變容易致使吸附劑的使用壽命短，本工序采用FTrPSA以其解吸徹底、溫度不發生周期性地交變的特點提高了吸附劑的使用壽命。
[0058](2)冷卻降溫工序，將變壓吸附濃縮工序得到的中間氣的溫度降至常溫。
[0059](3)常溫吸附工序，經冷卻降溫工序降溫的中間氣，進入常溫變壓吸附單元，脫除甲烷、氮氣及微量輕烴等組分，得到濃度大于99.99%的高純氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣。
[0060]本工序采用常溫吸附，目的是保障氫氣產品的純度，同時中間氣中的重烴組分在變壓吸附濃縮工序中已被分離，故不會存在殘余重烴組分在塔內造成吸附劑失活的問題，用常溫變壓吸附的方式即可達到高效提純的目的。
[0061](4)加壓冷卻工序，將變壓吸附濃縮工序得到的富烴解吸氣經壓縮機加壓至1.5?
4.0Mpa，再冷卻至1?40 °C，達到油吸收所需的進料條件。
[0062](5)油吸收工序，將經加壓冷卻工序加壓冷卻的富烴解吸氣送入油吸收單元，油吸收采用的吸收液為C3?C6烷烴物質，吸收壓力為1.5?4.0Mpa，吸收溫度10?40°C，富烴解吸氣中的C2及以上組分組分被油吸收下來，少量油不吸收的不凝氣從吸收塔頂部排出，所述不凝氣是含甲烷、氫氣和C2等的混合物，將不凝氣加熱到120-150°C后回流至變壓吸附濃縮工序。
[0063](6)油解吸工序，將從油吸收工序出來的吸收液送入解吸塔進行解吸，解吸通過加熱、降壓的方式，解吸后的吸收液循環到吸收塔回用，通過壓力和溫度的調節優化，得到C2產品的濃度大于98 %。
[0064]本實施例中，煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到120-150Γ后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命;同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0065]實施例4
[0066]在實施例1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法的基礎上進一步優化，在進入所述變壓吸附濃縮工序前還要對煉廠干氣進行壓縮升壓，將壓力提升至0.5-6.0MPa，壓縮不需要末級冷卻，壓縮出口溫度為80?110°C。
[0067]本實施例中，根據后續壓力的需要，需要對煉廠干氣進行提壓，已達到對壓力的要求，煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到80-110°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率;中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命;同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0068]實施例5
[0069]在實施例1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法的基礎上進一步優化，所述變壓吸附濃縮工序采用的解吸方式為常壓解析。
[0070]本實施例中，解吸壓力為常壓解析，不采用真空解析，避免真空栗耗能和運行穩定性差，易泄露進入空氣等缺點；煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到120-150°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命；同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0071 ] 實施例6
[0072]在實施例1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法的基礎上進一步優化，所述冷卻降溫工序中，采用循環水冷卻方式將中間氣降溫至20?40。。。
[0073]本實施例中，循環水易找且成本較低，采用循環水對中間氣進行降溫，有力控制生產成本;煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到80-120°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命；同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0074]實施例7
[0075]在實施例1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法的基礎上進一步優化，所述常溫吸附工序中采用的解吸方式為常壓解析。
[0076]本實施例中，采用常壓解吸的解吸方式，是因為解吸氣容易解析，同時使得解吸氣帶壓，不用在解吸氣管道與燃燒管網之間設置壓縮機，有利于控制成本，節約能源;煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序、油解吸工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到150-170°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命；同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0077]實施例8
[0078]在實施例1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法的基礎上進一步優化，所述煉廠干氣為不含有烯烴的飽和干氣，油吸收工序采用丙烷作為吸收劑進行吸收，吸收液不經過解吸而直接進入乙烷裂解爐進行乙烯、丙烯的生產。
[0079]本實施例中，煉廠干氣先經過變壓吸附濃縮工序分離成為富烴解吸氣和中間氣，再分別對富烴解吸氣和中間氣進行分離，其中，富烴解吸氣依次經過加壓冷卻工序、油吸收工序，得到濃度大于98%的C2產品，在油吸收工序產生的不凝氣從吸收塔頂部排出，將不凝氣加熱到170-200°C后回流至變壓吸附濃縮工序，回收利用，提高回收率；中間氣依次經過冷卻降溫工序、常溫吸附工序后得到濃度大于99.99%的高純度的氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣，直接送往燃燒管網，充分利用資源;本發明采用FTrPSA，相較于傳統變壓吸附，解吸效果更好，更提高了吸附劑使用壽命；同時由于采用了變壓吸附濃縮工序，將大量氫氣分離，減少了富烴氣體的量，降低了后續壓縮冷凝的能耗，也減小了分離烴類物質的設備的體積;故而，本實施例解決了從目前煉廠干氣中回收氫氣、C2等現有工藝存在的回收率低、產品純度低、投資大、能耗高、運行不穩定、吸附劑壽命短等問題。
[0080]顯而易見的，上面所述的實施例僅僅是本發明實施例中的一部分，而不是全部。基于本發明記載的實施例，本領域技術人員在不付出創造性勞動的情況下得到的其它所有實施例，或在本發明的啟示下做出的結構變化，凡是與本發明具有相同或相近的技術方案，均落入本發明的保護范圍之內。
【主權項】
1.一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，包括如下工序: (1)變壓吸附濃縮工序，帶溫煉廠干氣無需冷卻直接經進氣管道進入FTrPSA濃縮系統，采用多塔串聯或并聯工藝，在操作溫度為60-200°C、操作壓力為0.5-6.0MPa的條件下進行吸附，多臺吸附塔交替循環操作，保證原料氣連續進入，I個或多個吸附塔處于吸附狀態，其余吸附塔為再生狀態，在吸附塔內，透過床層由塔頂排出是由氫氣、甲烷和氮氣組成的中間氣，烴類組分被吸附，解吸后得到富烴解吸氣； (2)冷卻降溫工序，將變壓吸附濃縮工序得到的中間氣的溫度降至常溫； (3)常溫吸附工序，經冷卻降溫工序降溫的中間氣，進入常溫變壓吸附單元，脫除甲烷、氮氣及微量輕烴等組分，得到高純氫氣產品，解吸后得到以甲烷為主的燃料氣； (4)加壓冷卻工序，將變壓吸附濃縮工序得到的富烴解吸氣經壓縮機加壓至1.5?4.0Mpa，再冷卻至1?40 °C，達到油吸收所需的進料條件； (5)油吸收工序，將經加壓冷卻工序加壓冷卻的富烴解吸氣送入油吸收單元，油吸收采用的吸收液為C3?C6烷烴物質，吸收壓力為1.5?4.0Mpa，吸收溫度10?40 °C，富烴解吸氣中的C2及以上組分組分被油吸收下來，少量油不吸收的不凝氣從吸收塔頂部排出，所述不凝氣是含甲烷、氫氣和C2等的混合物，將不凝氣加熱到60-200°C后回流至變壓吸附濃縮工序; (6)油解吸工序，將從油吸收工序出來的吸收液送入解吸塔進行解吸，解吸通過加熱、降壓的方式，得到C2產品，解吸后的吸收液循環到吸收塔回用。2.如權利要求1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，在進入所述變壓吸附濃縮工序前還要對煉廠干氣進行壓縮升壓，將壓力提升至0.5-6.0MPa，壓縮不需要末級冷卻，壓縮出口溫度為80?120 °C。3.如權利要求1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，所述變壓吸附濃縮工序采用的解吸方式為常壓解析。4.如權利要求1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，所述冷卻降溫工序中，采用循環水冷卻方式將中間氣降溫至20?40°C。5.如權利要求1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，所述常溫吸附工序中采用的解吸方式為常壓解析。6.如權利要求1所述的一種煉廠干氣同時回收H2和C2及以上組分的全溫程變壓吸附方法，其特征在于，所述煉廠干氣為不含有烯烴的飽和干氣，油吸收工序采用丙烷作為吸收劑進行吸收，吸收液不經過解吸而直接進入乙烷裂解爐進行乙烯、丙烯的生產。
【文檔編號】C10G70/04GK105854516SQ201610196678
【公開日】2016年8月17日
【申請日】2016年3月31日
【發明人】陳運, 劉開莉, 蔡躍明, 鐘雨明
【申請人】四川天采科技有限責任公司