CN107285986A - 一种全温程变压吸附分离乙烯裂解气的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，涉及乙烯、丙烯、氢气等制备与变压吸附气体分离技术领域。本发明解决了乙烯裂解气顺序分离（低温精馏）法所存在的原料气体自身能量未能充分利用、分离过程能耗较高、产品与回收组分纯度或收率较低等问题，改变了传统变压吸附方法仅限于乙烯尾气精制提纯的辅助作用并成为与低温精馏分离同等重要的基础性分离单元操作。

Description

一种全温程变压吸附分离乙烯裂解气的方法

技术领域

本发明属于乙烯裂解气分离领域，更具体的说是涉及一种全温程变压吸附分离乙烯裂解气的方法。

背景技术

乙烯是石油化工最重要的基础原料。从乙烯出发可以得到一系列产品，诸如聚乙烯、乙丙橡胶、环氧乙烷、乙苯、聚氯乙烯等等。生产乙烯的原料包括天然气、炼厂干气、甲醇，以及原油各馏分油等。在我国，作为乙烯裂解装置的原料主要是原油各馏分油为主，其中，轻油中的直馏汽油（又称石脑油）占主导。以碳二及以上（C2+）组分的饱和烃和石脑油为原料在乙烯裂解炉中进行蒸汽高温裂解生产乙烯，产出的乙烯裂解气的温度高达700~900℃，其中，乙烯平均含量为15~40%、丙烯8~16%、丁二烯2~5%、芳烃族（苯、甲苯、二甲苯）2~5%、甲烷5~15%、氢气1~5%，其他组分有氮气（N2）、二氧化碳（CO2）、一氧化碳（CO）、乙烷、丙烷、各种其他轻烃、轻重油质、硫化物、水等。乙烯裂解气中各主要组分，比如，丙烯、丁二烯、氢气（H2）、甲烷（CH4）、芳烃族等，与乙烯一样，都是石化中最重要的化工原料，需要通过精馏分离方法来获得。

乙烯裂解气分离获得其中各种有效组分所占乙烯等产品生产总成本的60~70%以上，乙烯裂解气分离是否有效，直接影响到乙烯等生产成本与效益。随着当前石油价格不断下降，市场有效需求不断萎缩，乙烯裂解气分离方法是否有效日显突出。在我国，工业上以C2+组分的饱和烃和石脑油为原料的乙烯裂解气分离装置的典型流程是顺序分离流程，其按照裂解气的组分，从轻到重一个个顺序分离出乙烯丙烯产品及其各种副产品，其流程包括裂解产生裂解气、急冷、压缩、干燥、冷凝液汽提、碱洗与废碱处理、深冷、脱甲烷塔、脱乙烷塔、乙炔加氢、乙烯精馏、丙二烯丙炔加氢、丙烯分馏、丙烯制冷、乙烯制冷等工序，流程非常长且复杂。其中，深冷与脱甲烷工段是整个乙烯裂解气顺序分离流程中最重要的主体分离工序。由于乙烯裂解气中各种组分的沸点跨度非常大，从沸点范围（-270~-107℃）的低沸点组分，诸如H2、N2、CO、甲烷等，到沸点范围（70~300℃）的中高沸点组分，诸如乙烯、乙烷、丙烯、水、石脑油及重油等。工业上对乙烯裂解气的分离，在经过急冷、加压、碱洗与干燥等预处理后，先后经过-110~-70℃的深冷与脱甲烷塔（低温精馏）的主体分离工序、-70~-50℃的脱乙烷塔等一系列低温及浅冷精馏单元后，再经过浅冷及常温精馏，使得易被液化的各组分通过其沸点差异，最后得到乙烯丙烯产品。即，乙烯裂解气从700~900℃的高温原料气体到进入实质性主体分离工序的-110~-70℃低温精馏（深冷），中间温度的跨度非常巨大，原料气体自身具有的能量几乎没有充分有效利用，需要外界的能量（冷量形式）非常巨大。此外，为了进一步提高每一工段的低温精馏效率，需要不断加大回流比，通过各种冷凝冷却及再沸器，使得精馏塔中的轻重组分返回到各自分离有效的分离段中，从而提高分离效率。而那些不易被在低温或浅冷或常温下液化的低沸点组分，诸如H2、N2、CO、甲烷等组成不凝气体（甲烷氢为主），且携带着少量的中高沸点的C2+组分，始终贯穿于主要的深冷与脱甲烷塔组成的主体分离工序，造成这主体分离工序能耗无谓的增加。少量的不凝气体（甲烷氢）仍然在后续的低温或浅冷或常温精馏工序中继续“跑龙套”，进而造成各个精馏工段的能源浪费，加大回流比，干扰分离效果，增加操作成本。而这些不凝气体最后形成乙烯尾气（一种化工干气），一般就直接作为燃料气体加以利用，但有效组分，比如大量的H2，无法通过回收而重新回到炼厂需要大量氢气的加氢工段。如果需要回收这些不凝气体组分，就需要进一步采用温度更低（小于-107℃）的深冷（超低温精馏）分离加以回收。可见，乙烯裂解气的精馏分离过程实际上是一个温度不断反复升降并伴随传质过程的单元操作，其中，能量（传热）的有效利用成为乙烯裂解气精馏分离的关键，也是乙烯丙烯生产成本占总成本最大的工段，达到70%以上。而乙烯裂解气分离工序的技术改造与创新，绝大多是集中在能量的有效利用方面。但是，仅仅对一系列精馏工序本身进行改进而对于乙烯裂解气自身所携带的巨大能量无法有效利用及精馏分离原理本身的限制，这些改进与创新，仍然无法改变现有乙烯裂解气分离工序操作能耗及生产成本高居不下的局面。目前，对于形成的乙烯尾气，可以采用油吸收与吸附的分离方法分别对乙烯尾气中的少量乙烯乙烷等（C2+）及H2加以回收利用，来替代传统的乙烯尾气深冷分离回收方法。

本发明就是为解决以上所述的乙烯裂解气顺序分离方法中所存在的问题而提出的。

发明内容

本发明提供一种采用全温程变压吸附（FTrPSA）的焦炉煤气脱苯脱萘的净化方法，本发明提供一种全温程变压吸附气体分离提纯与净化的方法，全温程变压吸附（英文全称：Full Temperature Range-Pressure Swing Adsorption，简称：FTrPSA）是一种以变压吸附为基础，充分利用不同原料气体自身携带的温度与压力、原料气体中各组分在-80~200℃温度范围，以及0.03~4.0MPa压力范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，通过耦合各种分离方法调节变压吸附循环过程的吸附或再生，从而实现变压吸附过程中吸附与解吸易于匹配和平衡的循环操作来分离提纯及净化各种混合气体的方法。其中，对乙烯裂解气采用全温程变压吸附（FTrPSA）分离方法中，由主体分离单元——中高温变压吸附浓缩工序，和后续的甲烷氢精制工序、乙烯丙烯粗镏-精馏工序等组成。现有的乙烯裂解气顺序分离法存在一些显著问题：

1，主体分离单元——深冷与脱甲烷塔工序操作中的进料原料气体（乙烯裂解气）自带能量（温度与压力）没有充分地梯级利用：乙烯裂解气顺序分离法的乙烯裂解气温度为700~900℃，而作为主体分离单元的操作温度为-110~-70℃，乙烯裂解气自带的潜热浪费巨大，又需要外界能量；

2，顺序分离法仅限于按照作为原料气体的乙烯裂解气的组分，从轻到重一个个顺序分离出乙烯丙烯产品及其各种副产品，未能利用各组分其他分离过程所涉及的物理特性或相对分离系数。比如，乙烯裂解气中的主要组分为具有较高沸点的乙烯、乙烷、丙烯等为主和具有较低沸点组分的H2、CH4、CO等为辅，其特征是主要产品组分——乙烯、丙烯和乙烷丙烷等的沸点范围与低沸点组分——不凝气体组分的沸点范围相差很大，而各主要产品组分之间的沸点却相差不大，导致顺序分离法中的各种精馏工序要实现一个个组分得到分离提纯，流程很长且非常耗能。而各种组分在一定的温度范围内其在不同吸附剂上的吸附容量或吸附速度或吸附分离系数有所不同，可以实现比仅按照各组分沸点不同的顺序分离法更有效的分离方法；

3，作为原料气体的乙烯裂解气经过预处理后直接进入顺序分离法中的主体分离单元，目标是在低温下把全温程内所有的高沸点组分变成液体而低沸点组分不易液化并形成不凝气体组分流出得以分离，进而在如此宽的全温程中要完成精馏分离，主体分离单元的负荷非常巨大，一些低沸点组分在主体分离单元内，甚至少量的持续地在后续的全流程中“跑龙套”，及大地浪费顺序分离流程运行的能量；

4，传统的变压吸附（PSA）的吸附-解吸再生循环操作过程仅限于通过调节压力参数的变化——加压有利于吸附而减压有利于解吸再生的基本原理。或者与变温吸附（TSA）结合，通过压力与温度这两个条件来调节吸附与解吸再生之间的平衡，由此也限制了PSA或TSA应用，使得吸附分离方法一直以来作为提纯与净化的方法——“锦上添花”，无法承担类似精馏、吸收等基础性的“主体分离”化工单元操作，在乙烯裂解气分离中，PSA或TSA仅仅在干燥、乙烯尾气回收等辅助工序上有所应用，无法在裂解气主体分离流程中替代或部分替代深冷与脱甲烷塔等工序；

5，传统PSA循环操作中，通常吸附在常温进行，且温度越低、压力越高，越有利于吸附。但是，吸附越容易，一般解吸就越困难。对一些吸附质浓度较低，尤其是乙烯裂解气中的碳二及以上组分，这种吸附所特有的吸附与解吸再生的矛盾非常突出，无法直接应用到乙烯裂解气主体分离上去；

6，乙烯裂解气的顺序分离方法，能耗高，但相对收率较高。而传统的PSA/TSA方法是能耗低，收率相对低。在相同的产品纯度下，如何让传统意义上的“辅助性的提纯或净化”的单元操作来替代或部分替代“基础性主体分离”单元操作，这是一个创新性极强的挑战。目前还没有一种方法可以替代或部分替代乙烯裂解气顺序分离的主体分离单元——深冷及脱甲烷塔；

7，若能够替代或部分替代乙烯裂解气顺序分离中的基础性“主体分离”单元，也将导致后续提取各种产品的工艺。能否让后续提取工艺与新的替代或部分替代工艺形成有效的一体化或有机整体的闭合系统，是解决顺序分离工艺最为创造性的关键所在与挑战。

全温程变压吸附（FTrPSA）气体分离提纯与净化的方法，其原理满足了解决以上乙烯裂解气顺序分离方法所存在问题的要素。

为了解决乙烯裂解气顺序分离方法所存在的问题，本发明采用以下技术方案：

乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，包括，原料气体为乙烯裂解气进入初冷、加压、碱洗与干燥预处理工序，甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序，乙烯粗镏及精馏工序，其特征在于，所述预处理工序后、甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制与乙烯粗镏-精馏工序前还要进行中高温变压吸附浓缩工序，所述中高温变压吸附浓缩工序采用多塔串联或并联或串并联工艺，交替循环操作，操作温度为70~200℃，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或真空解吸，产生被吸附乙烯丙烯的解吸再生气体，为浓缩气体，经加压后依次进入乙烯粗镏-精馏工序产出乙烯、丙烯等产品；产生的非吸附气体，以甲烷氢为主的中间气体，经降温后依次进入常温或浅冷变压吸附工序与氢气提取纯化工序得到高纯氢气产品与富含甲烷的燃料气体副产品。

更进一步的，所述由初冷、加压、碱洗与干燥组成的预处理工序将乙烯裂解气的温度从700~900℃降为70~200℃，乙烯裂解气中的油质、重组分烃和水被冷凝与干燥脱除。

更进一步的，所述中高温变压吸附浓缩工序中总有一个或多个处于吸附步骤而其余的塔则处于常压或抽空解吸再生等步骤。

更进一步的，所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序采用多塔串联或并联或串并联工艺，交替循环操作，操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或抽真空解吸；中间气体进入所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序，从塔底流出含有被吸附的少量乙烯丙烯的解吸再生气体，经加压返回至中高温变压吸附浓缩工序；从塔顶流程的未被吸附的甲烷氢精制气体进入下一个工序提取氢气产品和富集甲烷的燃料气体副产品。

更进一步的，所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序中的操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，取决于中间气体中的氢气与甲烷含量及氢气产品的纯度要求。中间气体中的甲烷含量越高，或氢气产品的纯度要求越高，操作温度为-20~20℃浅冷范围；中间气体中的氢气含量越高，或氢气产品的纯度要求越低，操作温度为常温。

更进一步的，所述氢气提取纯化工序采用多塔串联工艺，交替循环操作，操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或抽真空解吸；从常温或浅冷变压吸附工序塔顶流出的甲烷氢气体进入氢气提取纯化工序，塔顶流出纯度大于99.9%氢气产品，塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品。

更进一步的，所述乙烯粗镏-精馏工序是由乙烯粗镏塔、乙烯精馏塔、丙烯精馏塔所组成，来自中高温变压吸附浓缩工序的浓缩气体进入乙烯粗镏塔，塔顶流出由甲烷氢等不凝气体组分及少量的C2+组分构成的塔顶气体，返回到中高温变压吸附浓缩工序进一步回收处理，塔底流出进一步被富集的C2+组分，进入到乙烯精馏塔。

更进一步的，所述乙烯粗镏-精馏工序中的乙烯精馏塔，来自乙烯粗镏塔底流出进一步被富集的C2+组分进入到乙烯精馏塔，塔顶流出乙烯产品，塔底流出富集丙烯的重组分，进入到下一个单元——丙烯精馏塔。

更进一步的，所述乙烯粗镏-精馏工序中的丙烯精馏塔，来自乙烯精馏塔底流出富集丙烯的重组分进入到丙烯精馏塔，塔顶流出丙烯产品，塔底流出富集的C3+组分，包括丙烷、丁二烯等，进入后续进一步分离提取工序。

更进一步的，所述乙烯粗镏-精馏工序中的丙烯精馏塔塔顶流出丙烯产品，或其丙烯产品中含有乙烷，丙烯产品（气体）进入脱乙烷塔进一步脱除乙烷，脱乙烷塔顶流出乙烷，塔底流出合格的丙烯产品。

与现有乙烯裂解气顺序分离等技术相比，本发明的有益效果是：

1）首次提出了在温度为70~200℃的中高温范围内对温度为700~900℃高温且经初冷等预处理工序后的乙烯裂解气进行中高温变压吸附浓缩及乙烯丙烯提取，相比传统的顺序分离方法中的主体分离单元的操作温度-110~-70℃，本发明对乙烯裂解气自有能量的梯级利用比较好，且经过本发明中的中高温变压吸附浓缩工序后的浓缩气体的温度与进入后续的乙烯粗馏-精馏工序的操作温度一致，使得整个分离净化过程的温度变化不大，能耗很低；

2）本发明先采用中温变压吸附浓缩工序直接对经初冷、加压、碱洗及干燥等降温预处理后的乙烯裂解气进行乙烯丙烯的浓缩处理，使得乙烯裂解气原料气体分成含较高浓度且沸点较高的C2+（乙烯丙烯等）再生气体（浓缩气体）与不被吸附的低沸点组分为主的H2、CO、甲烷、CO2等及夹带的微量乙烷、乙烯等组分的中间气体（甲烷氢）；同时，富含乙烯丙烯的浓缩气体进入传统的乙烯粗馏-精馏工段，使得乙烯粗馏-精馏过程因其浓度（即分压）的增加而乙烯丙烯粗馏与精馏的分离效率大大提高，处理量也极大地减少，进而粗馏与精馏系统的回流比、能耗及其他诸如低沸点组分H2、甲烷等甲烷氢“跑龙套”与干扰也极大地减少，少量的“跑龙套”甲烷氢的精馏尾气又可返回到中温变压吸附工序中进一步回收处理，或直接作为燃料气体进行燃烧，或直接进入提氢的常温/浅冷PSA工序进一步提取H2；经过中温变压吸附浓缩工序后含1~10%的C2+的中间气体（甲烷氢）进入到常温或浅冷PSA提取H2工序，这样就避免了较多低沸点组分“跑龙套”等对乙烯裂解气分离生产乙烯丙烯的负荷及效率的负面影响，同时减轻了乙烯裂解气在精制乙烯丙烯工段中的负荷、提高了分离效率。此时，对常温或浅冷PSA提取H2工序的解吸气，可以返回到中高温变压吸附浓缩工序进一步回收处理。本发明的整个分离净化过程形成一个完整的有机闭合系统；

3）本发明的中温变压吸附浓缩工序中所使用的吸附剂寿命长，因其原理是变压吸附，没有周期性的温度变化，故而中高温变压吸附浓缩工序中的吸附剂寿命长；

4）本发明进一步减轻了浓缩气体后续的乙烯粗馏-精馏系统操作负荷，同时也减轻了中间气体甲烷氢进一步提取H2的负荷与提取能耗。传统的顺序分离的主体分离单元——深冷与脱甲烷工艺产出的甲烷氢，其温度比较低，适合进一步回收的深冷分离方法。但由于甲烷氢中大量的氢气与少量的甲烷及CO业已形成平衡，难以采用传统的深冷分离工艺提取纯度比较高的H2。而在全温程变压吸附（FTrPSA）气体分离方法中，从中高温变压吸附浓缩工序产生的中间气体（甲烷氢）温度比较高，采用常温或浅冷PSA提氢，既能节省部分甲烷氢潜热（自带能量），又能得到较高纯度的产品氢气，且该解吸气经过加压后返回到前端的中高温变压吸附浓缩工序，提高了H2收率及乙烯丙烯产品的收率。

5）乙烯丙烯产品的纯度与收率高，由于浓缩乙烯丙烯（C2+）与提纯乙烯丙烯（C2+）是分开的，首先是从中高温变压吸附浓缩工序的浓缩气体（富乙烯气）中富集了大部分的乙烯丙烯，从中高温变压吸附的中间气体（甲烷氢）通过常温或浅冷变压吸附等再一次回收少量的乙烯丙烯，进而在H2回收率较高的前提下，同时能保证乙烯丙烯产品的纯度和收率较高，纯度均≥99%，收率≥97~99%；

6）本发明中从中高温变压吸附浓缩工序产出的富集乙烯丙烯的浓缩气体直接进入乙烯粗馏-精馏工序，节省了传统低温精馏的脱甲烷塔、脱乙烷塔等低温精馏步骤，极大地降低了能耗与设备投资，使得乙烯丙烯生产稳定性进一步提升；

7）本发明中的主体分离单元——中高温变压吸附浓缩工序，可依据乙烯裂解气中各组分在中高温（70~200℃）温度范围，以及0.03~4.0MPa压力范围内的吸附容量、吸附分离系数及物理化学性质的差异性，确定相应的主体分离单元的操作温度与压力，打破了顺序分离方法仅限于各组分沸点及挥发度的差异来进行低温、浅冷及常温精馏来分离生产乙烯丙烯产品的主导与唯一性，使得全温程变压吸附（FTrPSA）分离方法成为替代或部分替代精馏、吸收等基础性“主体分离”的化工单元单元，拓展了传统变压吸附（PSA）仅仅作为的末端产品气体的提纯作用；

8）本发明把传统变压吸附（PSA）吸附-解吸再生循环操作过程仅限于通过调节压力参数的变化——加压有利于吸附而减压有利于解吸再生的基本原理，拓展为吸附与再生过程可以通过与其他分离方法耦合来实现PSA吸附与解吸再生之间的平衡与可调节循环操作。本发明的基本原理也同样把传统的变温吸附（TSA）或变温变压吸附（TPSA）分离过程的吸附与解吸再生循环操作仅限于调节温度与压力两个因素拓展到可以通过其他分离手段来调节吸附与解吸再生循环的匹配操作。

附图说明

图1为本发明的流程示意图。

具体实施方式

为了使本领域的技术人员更好地理解本发明，下面将结合本发明实施例中的附图对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整的描述。

实施例1

如图1所示，一种乙烯裂解气全温程变压吸附（FTrPSA）的分离方法，依次进行如下操作：

1）预处理工序：

从乙烯裂解炉产出的温度为700~900℃的乙烯裂解气原料气体，经过由初冷重油重烃脱除、加压、碱洗、干燥等工段所组成的预处理工序，温度降温为70~100℃，压力为3.0~4.0MPa，进入下一步的中高温变压吸附浓缩工序；

在本工序中，除了干燥降温以外，还要把乙烯裂解气所含的未反应的石脑油、水及蒸汽裂解反应所生成的重组分副产物等冷凝与干燥脱除。

2）中高温变压吸附浓缩工序：

经过预处理工序降温干燥的乙烯裂解气进入中高温变压吸附浓缩工序进行分离，采用10个吸附塔串联工艺，3个塔始终吸附，其余7个塔处于解吸再生步骤，交替循环操作，操作温度为70~100℃，操作压力为3.0~4.0MPa，常压或真空解吸，产生被吸附乙烯丙烯的解吸再生气体，为浓缩气体，经加压后依次进入乙烯粗镏-精馏工序产出乙烯、丙烯等产品；产生的非吸附气体，以甲烷氢为主的中间气体，经降温后依次进入常温或浅冷变压吸附工序与氢气提取纯化工序得到高纯氢气产品与富含甲烷的燃料气体副产品。

在本工序中，非吸附相由乙烯裂解气中非极性且沸点较低的H2、CO、甲烷、CO2等组成的中间气体（甲烷氢）从吸附塔顶流出，其中，中间气体甲烷氢所携带逸出的沸点较高的C2+组分（包括乙烯、乙烷、丙烯等）含量约1~5%。中间气体甲烷氢进入下一个工序——常温或浅冷变压吸附工序，进一步吸附回收少量的C2+组分。从本工序中获得的被吸附的富集C2+组分的解吸气（浓缩气体）经过加压换热后进入下一个工序——乙烯粗馏-精馏工序。

3）常温或浅冷变压吸附精制工序：

从中高温变压吸附浓缩工序塔顶流出的甲烷氢中间气体，含有1~5%C2+，经过水冷至常温后进入甲烷氢的常温变压吸附精制工序，采用6塔串联工艺，1塔吸附，5塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为常温，操作压力为3.0~4.0MPa，抽真空解吸，从塔底流出含有被吸附的少量C2+组分（≥5~10%）的解吸再生气体，经加压至3.0~4.0MPa后返回至中高温变压吸附浓缩工序继续回收C2+；从塔顶流程的未被吸附的甲烷氢精制气体，含92~98%H2与2~8%甲烷及其他杂质，进入下一个工序提取氢气产品和富集甲烷的燃料气体副产品。

在本工序中，将塔底流出的大于5~10%C2+解吸再生气体加压返回到中高温变压吸附浓缩工序，进一步提高了C2+组分的回收率。由于进料气体——甲烷氢中间气体中的甲烷浓度比较低，且产品氢气指标是≥99.9%，所以采用常温变压吸附精制即可。

4）氢气提取净化工序：

来自常温变压吸附精制工序的甲烷氢精制气体进入氢气提取净化工序，采用4塔串联工艺，1塔吸附，3塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为常温，操作压力为3.0~4.0MPa，常压解吸；从塔顶流出纯度大于99.9%氢气产品，氢气收率大于90~95%，从塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品。

5）乙烯粗馏-精馏工序：

a) 从中高温变压吸附浓缩工序流出的浓缩气体，乙烯丙烯等的C2+组分含量60~80%，先进入本工序的乙烯粗馏塔，粗馏塔操作温度70~100℃，常压精馏，塔顶流出含有不凝气体组分的塔顶气，经加压后返回至中高温变压吸附浓缩工序进一步回收不凝气体组分；塔底流出进一步富集的乙烯丙烯的C2+组分，进入乙烯精馏塔；

b) 从乙烯粗馏塔底流出的进一步富集的乙烯丙烯的C2+组分进入乙烯精馏塔进行精馏，塔顶流出纯度为99%的乙烯产品，塔底流出富集丙烯的C3+重组分；

c) 从乙烯精馏塔底流出富集丙烯的C3+重组分进入丙烯精馏塔，塔顶流出纯度≥96~99%的丙烯产品，塔底流出C3+重组分副产品。

本实施例中，先采用中温变压吸附浓缩工序直接对经初冷、加压、碱洗及干燥等降温脱除油质、水及重组分的预处理工序后的乙烯裂解气进行乙烯丙烯的浓缩处理，在70~100℃范围内，利用原料气体中各组分的吸附容量、相对分离系数等物理特性，使得原料气体切割分成含较高浓度且沸点较高的C2+（乙烯丙烯等）再生气体（浓缩气体）与不被吸附的低沸点组分为主的H2、CO、甲烷、CO2等及夹带的微量乙烷、乙烯等组分的中间气体（甲烷氢），其中，浓缩气体中的乙烯丙烯等C2+组分含量为60~80%，甲烷氢中间气体中的乙烯丙烯等C2+组分含量为1~5%，解决了乙烯裂解气顺序分离仅按各组分沸点差异的过宽沸程（某一组分最高沸点与另一组分最低沸点之差）来逐一分离而导致的深冷与脱甲烷塔操作负荷过大、能耗过大等问题，同时也对原料气体自有的能量进行了有效的梯级利用。富含乙烯丙烯的浓缩气体进入乙烯粗馏-精馏工段，使得乙烯丙烯精馏因其浓度增加（分压增加）而乙烯丙烯精馏分离效率提高，流程简单，处理量也极大地减少，精馏系统自身的回流比、能耗及其他诸如低沸点组分H2、甲烷等甲烷氢“跑龙套”与干扰也极大地减少，少量的“跑龙套”甲烷氢的粗馏塔顶气体又可返回到中温变压吸附工序中进一步回收处理；经过中温变压吸附浓缩工序后含1~5%的C2+的中间气体（甲烷氢）进入到常温或浅冷PSA工序与氢气提取净化工序，这样就避免了较多低沸点组分“跑龙套”等对乙烯裂解气分离生产乙烯丙烯的负荷及效率的负面影响，同时减轻了乙烯裂解气精制乙烯丙烯的负荷、提高了分离效率，乙烯丙烯收率均超过90~95%。此时，对常温变压吸附精制工序的解吸再生气体也返回到中高温变压吸附浓缩工序继续回收其中的C2+。从氢气提取净化工序塔顶得到大于99.9%的氢气产品，塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品，本发明的整个乙烯裂解气全温程变压吸附（FTrPSA）分离过程是一个完整的闭合系统。

实施例2

如图1所示，一种乙烯裂解气全温程变压吸附（FTrPSA）的分离方法，依次进行如下操作：

从乙烯裂解炉产出的温度为700~900℃的乙烯裂解气原料气体，经过由初冷重油重烃脱除、加压、碱洗、干燥等工段所组成的预处理工序，温度降温为120~150℃，压力为2.0~3.0MPa，进入中高温变压吸附浓缩工序，采用10个吸附塔串联工艺，3个塔始终吸附，其余7个塔处于解吸再生步骤，交替循环操作，操作温度为120~150℃，操作压力为2.0~3.0MPa，常压或真空解吸，从塔底流出的富含乙烯丙烯的浓缩气体，经加压后依次进入乙烯粗镏-精馏工序产出乙烯、丙烯等产品；从塔顶产生的非吸附气体，以甲烷氢为主的中间气体，含有5~8%的C2+组分，经过水循环冷却系统将中间气体的温度降至冷范围10~20℃，再进入甲烷氢的浅冷变压吸附精制工序：在本工序中，仍然采用6塔串联工艺，1塔吸附，5塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为浅冷范围10~20℃，操作压力为2.0~3.0MPa，抽真空解吸，从塔底流出含有被吸附的少量C2+组分（≥10~12%）的解吸再生气体，经加压至2.0~3.0MPa后返回至中高温变压吸附浓缩工序继续回收C2+；从塔顶流程的未被吸附的甲烷氢精制气体，含90~95%H2与5~10%甲烷及其他杂质，进入下一个工序提取氢气产品和富集甲烷的燃料气体副产品；在本工序中，将塔底流出的大于10~12%C2+解吸再生气体加压返回到中高温变压吸附浓缩工序，进一步提高了C2+组分的回收率。由于进料气体——甲烷氢中间气体中的甲烷浓度比较高，且产品氢气指标是≥99.9%，所以采用浅冷变压吸附，在10~20℃下进行操作，让中间气体中的C2+组分尽可能地返回到中高温变压吸附浓缩工序继续回收处理，保证C2+的纯度与收率。同时为H2提纯减轻了操作负荷。经过甲烷氢的浅冷变压吸附精制工序流出的甲烷氢精气体进入氢气提取净化工序：采用4塔串联工艺，1塔吸附，3塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为浅冷10~20℃或常温，操作压力为2.0~3.0MPa，常压解吸；从塔顶流出纯度大于99.9%氢气产品，氢气收率大于90~95%，从塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品。从中高温变压吸附浓缩工序中流出的浓缩气体，先后进入乙烯粗镏塔、乙烯精馏塔、丙烯精馏塔分别得到乙烯、丙烯产品及C3+组分副产品，乙烯丙烯的收率超过90~95%。

实施例3

如图1所示，一种乙烯裂解气全温程变压吸附（FTrPSA）的分离方法，依次进行如下操作：

从乙烯裂解炉产出的温度为700~900℃的乙烯裂解气原料气体，经过由初冷重油重烃脱除、加压、碱洗、干燥等工段所组成的预处理工序，温度降温为170~200℃，压力为0.03~1.0MPa，进入中高温变压吸附浓缩工序，采用10个吸附塔串联工艺，3个塔始终吸附，其余7个塔处于解吸再生步骤，交替循环操作，操作温度为170~200℃，操作压力为0.03~1.0MPa，常压或真空解吸，从塔底流出的富含乙烯丙烯的浓缩气体，经加压后依次进入乙烯粗镏-精馏工序产出乙烯、丙烯等产品；从塔顶产生的非吸附气体，以甲烷氢为主的中间气体，含有8~10%的C2+组分，经过水循环冷却系统将中间气体的温度降至冷范围-10~10℃，经过干燥器后再进入甲烷氢的浅冷变压吸附精制工序：在本工序中，仍然采用6塔串联工艺，1塔吸附，5塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为浅冷范围-10~10℃，操作压力为0.03~1.0MPa，抽真空解吸，从塔底流出含有被吸附的少量C2+组分（≥10~15%）的解吸再生气体，经加压升温至0.03~1.0MPa、170~200℃后返回至中高温变压吸附浓缩工序继续回收C2+；从塔顶流程的未被吸附的甲烷氢精制气体，含90~95%H2与5~10%甲烷及其他杂质，进入下一个工序提取氢气产品和富集甲烷的燃料气体副产品；在本工序中，将塔底流出的大于10~15%C2+解吸再生气体加压返回到中高温变压吸附浓缩工序，进一步提高了C2+组分的回收率。由于进料气体——甲烷氢中间气体中的甲烷浓度比较高，且产品氢气指标是≥99.9%，所以采用浅冷变压吸附，在-10~10℃下进行操作，让中间气体中的C2+组分尽可能地返回到中高温变压吸附浓缩工序继续回收处理，保证C2+的纯度与收率。同时为H2提纯减轻了操作负荷。经过甲烷氢的浅冷变压吸附精制工序流出的甲烷氢精气体进入氢气提取净化工序：采用4塔串联工艺，1塔吸附，3塔解吸再生，交替循环操作，操作温度为浅冷-10~10℃或常温，操作压力为0.03~1.0MPa，抽空解吸；从塔顶流出纯度大于99.9%氢气产品，氢气收率大于90~95%。从塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品。从中高温变压吸附浓缩工序中流出的浓缩气体，先后进入乙烯粗镏塔、乙烯精馏塔、丙烯精馏塔分别得到乙烯、丙烯产品及C3+组分副产品，乙烯丙烯的收率超过90~95%。

实施例4

在实施例1基础上，从乙烯精馏塔底流出富集丙烯的C3+重组分进入丙烯精馏塔，塔顶流出纯度≥92~98%的（粗）丙烯产品，塔底流出C3+重组分副产品。为了进一步得到纯度为99%以上的丙烯产品，将塔顶流出的（粗）丙烯产品进入丙烯精制塔，从塔顶得到乙烷，塔底为纯度大于99%的丙烯产品，丙烯收率大于95%。

实施例5

在实施例2基础上，从乙烯粗馏塔顶流出的塔顶气体，经过冷凝加压降温至10~20℃和1.0~2.0MPa后，不凝气体直接进入到甲烷氢浅冷变压吸附精制工序，不直接进入中高温变压吸附浓缩工序。这样氢气的收率更高，达到95%以上。而冷凝加压后的冷凝液作为回流返回到乙烯粗馏塔，后续工序得到的乙烯丙烯的收率均大于95%。

显而易见的，上面所述的实施例仅仅是本发明实施例中的一部分，而不是全部。基于本发明记载的实施例，本领域技术人员在不付出创造性劳动的情况下得到的其它所有实施例，或在本发明的启示下做出的结构变化，凡是与本发明具有相同或相近的技术方案，均落入本发明的保护范围之内。

Claims (11)

1.一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，包括，原料气体为乙烯裂解气进入初冷、加压、碱洗与干燥预处理工序，甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序，乙烯粗镏及精馏工序，其特征在于，所述预处理工序后、甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制与乙烯粗镏-精馏工序前还要进行中高温变压吸附浓缩工序，所述中高温变压吸附浓缩工序采用多塔串联或并联或串并联工艺，交替循环操作，操作温度为70~200℃，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或真空解吸，产生被吸附乙烯丙烯的解吸再生气体，为浓缩气体，经加压后依次进入乙烯粗镏-精馏工序产出乙烯、丙烯等产品；产生的非吸附气体，以甲烷氢为主的中间气体，经降温后依次进入常温或浅冷变压吸附工序与氢气提取纯化工序得到高纯氢气产品与富含甲烷的燃料气体副产品。

2.如权利要求1所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述由初冷、加压、碱洗与干燥组成的预处理工序将乙烯裂解气的温度从700~900℃降为70~200℃，乙烯裂解气中的油质、重组分烃和水被冷凝与干燥脱除。

3.如权利要求1所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述中高温变压吸附浓缩工序中总有一个或多个处于吸附步骤而其余的塔则处于常压或抽空解吸再生等步骤。

4.如权利要求1所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序采用多塔串联或并联或串并联工艺，交替循环操作，操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或抽真空解吸；中间气体进入所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序，从塔底流出含有被吸附的少量乙烯丙烯的解吸再生气体，经加压返回至中高温变压吸附浓缩工序；从塔顶流程的未被吸附的甲烷氢精制气体进入下一个工序提取氢气产品和富集甲烷的燃料气体副产品。

5.如权利要求1所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述氢气提取纯化工序采用多塔串联工艺，交替循环操作，操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，操作压力为0.03~4.0MPa，常压或抽真空解吸；从常温或浅冷变压吸附工序塔顶流出的甲烷氢气体进入氢气提取纯化工序，塔顶流出纯度大于99.9%氢气产品，塔底流出富集甲烷的燃料气体副产品。

6.如权利要求4所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述甲烷氢常温或浅冷变压吸附精制工序中的操作温度为常温或-20~20℃浅冷范围，取决于中间气体中的氢气与甲烷含量及氢气产品的纯度要求。

7.中间气体中的甲烷含量越高，或氢气产品的纯度要求越高，操作温度为-20~20℃浅冷范围，中间气体中的氢气含量越高，或氢气产品的纯度要求越低，操作温度为常温。

8.如权利要求1所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述乙烯粗镏-精馏工序是由乙烯粗镏塔、乙烯精馏塔、丙烯精馏塔所组成，来自中高温变压吸附浓缩工序的浓缩气体进入乙烯粗镏塔，塔顶流出由甲烷氢等不凝气体组分及少量的C2+组分构成的塔顶气体，返回到中高温变压吸附浓缩工序进一步回收处理，塔底流出进一步被富集的C2+组分，进入到乙烯精馏塔。

9.如权利要求6所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述乙烯粗镏-精馏工序中的乙烯精馏塔，来自乙烯粗镏塔底流出进一步被富集的C2+组分进入到乙烯精馏塔，塔顶流出乙烯产品，塔底流出富集丙烯的重组分，进入到下一个单元——丙烯精馏塔。

10.如权利要求6所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述乙烯粗镏-精馏工序中的丙烯精馏塔，来自乙烯精馏塔底流出富集丙烯的重组分进入到丙烯精馏塔，塔顶流出丙烯产品，塔底流出富集的C3+组分，包括丙烷、丁二烯等，进入后续进一步分离提取工序。

11.如权利要求8所述的一种乙烯裂解气全温程变压吸附的分离方法，其特征在于，所述乙烯粗镏-精馏工序中的丙烯精馏塔塔顶流出丙烯产品，或其丙烯产品中含有乙烷，丙烯产品（气体）进入脱乙烷塔进一步脱除乙烷，脱乙烷塔顶流出乙烷，塔底流出合格的丙烯产品。