CN107778124B - 一种炼厂干气回收h2和c2+的全温程吸附萃取分离法 - Google Patents

一种炼厂干气回收h2和c2+的全温程吸附萃取分离法 Download PDF

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Abstract

本发明公开一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法，包括C2+吸附浓缩、C2+萃取解吸、C2+分离回收、PSA分离提纯氢气（H2）等工序；炼厂干气先经过C2+吸附浓缩工序，大部分C2+烃类组分被吸附浓缩塔吸附；塔顶流出的富H2气进入PSA分离提纯H2工序得到纯度98~99%的H2产品；其解吸气经过加压返回到C2+吸附浓缩工序进一步回收H2及C2+。吸附步骤完成后通过C2+萃取解吸工序溶解出有效组分C2+，其萃取解吸气随后进入C2+分离回收工序，不凝气体H2逸出与富H2气体混合进入PSA分离提纯H2工序；萃取剂逸出再生回收加工后循环使用；本发明采用吸附‑萃取解吸工艺，能耗投资更省、流程更短，效率更高、吸附剂使用寿命更长，可全组分回收。

Description

一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法
技术领域
本发明属于分离回收炼厂干气的技术领域，更具体的说是涉及一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法。
背景技术
随着石油资源的日益短缺、劣质化和环保法规日益苛刻，世界石化工业正面临着新的挑战，资源的综合利用受到了前所未有的高度重视。炼厂干气主要来源于原油一次加工和二次加工，如原油蒸馏、催化重整、催化裂化、加氢裂化、加氢精制、延迟焦化、热裂化等过程中所产生的气体。炼厂干气是一种混合气，它富含H2、甲烷（CH4）、C2+轻烃（乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、正丁烯、异丁烯、丁二烯等混合烃）和少量的其他杂质，目前已成为人们公认的重要化工原料资源。在没有合适的分离回收和综合利用技术之前，炼厂干气大多被作为燃料气或放火炬烧掉，造成了资源浪费和环境污染。为了适应石油化工的发展，随着炼油深加工和油品质量标准的提高，原油二次加工新技术不断增加，炼厂干气越来越多，进而使得回收利用炼厂干气业已成为炼油企业降低生产成本和实现资源有效利用的重要手段。搞好炼厂干气的回收综合利用，对提高经济效益和环保效益具有重要意义。
目前，对炼厂干气中的H2、C2+轻烃等价值较高的组分回收，可通过各种干气分离及提纯技术来实现。 针对炼厂干气中的H2体积分数通常大于40~50%富H2干气，一般采用变压吸附（PSA）、低温冷凝、膜分离等方法回收其中的氢气；针对干气中C2+的体积分数大于10~20%富烃干气，一般采用深冷分离、冷油吸收分离及两段变压吸附（PSA）等方法分离或浓缩回收其中的C2+轻烃。
深冷分离法，也叫低温精馏法，是干气回收C2+及H2最为成熟的工艺技术，其利用原料干气中各组分在低温下的沸点不同而实现分离，收率与纯度相对比较高，但比较耗能。因此，深冷分离法常常在原料气的处理规模较大场合中应用，以提高其综合能效。
膜分离法是采用一种氢选择性较高的H2渗透膜，通过仅透过H2而C2+等其它组分不透过来实现H2与C2+及其它组分的分离。该法流程简单、能耗较低、装置占地较小。不过，渗透膜本身材料昂贵，需要较复杂的预处理单元来保护膜免于进料气杂质组分污染膜，透过的H2产品纯度较低，且无法提纯C2+等诸多不利因素，限制了该法在炼厂干气回收C2+及H2的广泛应用。
传统的二段PSA法因其相对成熟、能耗较低等优点，在其他分离提纯方法没有得到推广前，其在炼厂干气同时分离回收H2与C2+领域得到较为广泛的应用。然而，由于PSA法无法解决C2+吸附容易-解吸困难以及C2+浓缩气中所含平衡甲烷值过高所导致的收率与纯度较低的问题，其应用越来越受到冷油吸收及其与PSA耦合方法的挑战与替代。
炼厂干气的冷油吸收回收C2+方法是利用相似相溶原理，采用一种对炼厂干气C2+组分溶解度相对较大的油吸收剂进行吸收分离，不被吸收的H2、CH4、N2等不凝气体逸出，实现C2+的回收。尤其是中石化北京化工研究院开发的浅冷油吸收回收干气C2+专利技术，吸收温度在5~20℃范围内，能耗较低，C2+收率与纯度均高于PSA法，在干气回收C2+领域已逐步取代PSA法。但是，冷油吸收法不能同时实现回收H2与C2+。
本发明人，四川天采科技有限责任公司，业已开发了一系列PSA与（浅）冷油吸收耦合同时回收干气中C2+与H2的专利技术，包括“一种回收氢气、碳二及以上馏分轻烃的方法（ZL2014 10220425.3）”、“一种组合回收氢气、碳二及以上馏分轻烃的方法（ZL201410220630.X）”、“炼厂干气浅冷油吸收、变压吸附组合回收乙烯及氢气的方法（ZL201410220789.1）”、“炼厂干气冷油吸收、变压吸附、膜分离回收乙烯及氢气的方法（ZL201410220882.2）”，以及新近发明的“一种炼厂干气同时回收H2和C2及以上组分的全温程变压吸附方法（2016101966780）”等，就是依据各种分离方法的基本原理，针对不同炼厂干气组分及工况，将PSA、冷油吸收和膜分离的各自技术优势耦合起来，从而解决了各自分离方法所存在的技术缺陷与瓶颈，使得在低能耗、低物耗前提下，实现C2+组分与H2回收的高纯度、高收率。这些耦合技术业已在炼厂干气综合利用的实际场合中得到推广应用，并成为一种趋势。不过，这些发明专利仍然有一些不足，比如，流程较长、无法彻底解决各自分离技术的固有瓶颈——在耦合方法回收C2+工序中，无论是冷油吸收还是PSA浓缩，各自分离过程都有吸收-解吸或吸附-解吸的循环操作过程，进而无法解决吸收或吸附越完全而解吸越困难的核心问题。
本发明是基于发明人以往一系列专利技术发明成果所集大成而就，能够解决现有技术存在的缺陷与瓶颈问题。
发明内容
本发明提供一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法，全温程吸附萃取（英文全称：Full Temperature Range-Adsorptive Extraction，简称：FTrAE）是一种以吸附与接近超临界或超临界（以下简称“临界”）萃取分离工艺耦合在一起的技术，吸附与解吸再生循环过程中的吸附机理与解吸机理不尽相同，通过引入与吸附质相似的物理特性的临界流体，诸如临界的C3/C4烃类、临界CO2（CCO2）等作为萃取剂，利用萃取剂对吸附质具有超强的溶解能力和吸附质在萃取剂流体中具有较大的扩散能力，使得解吸再生完全彻底，无需考虑吸附过程中吸附质因深度吸附而导致解吸困难的局面，突破了传统变压吸附（PSA）与全温程变压吸附（FTrPSA）过程仅限于通过变压、变温或变压变温来匹配与解决吸附与解吸之间的平衡与矛盾，使得吸附容易，解吸也容易；对于原料气进料工况的适应性，本发明也利用了FTrPSA原理与方法，可以在很宽的温度与压力范围内。相比也存在着吸收-解吸矛盾的冷油吸收过程，本发明除了特有的吸附-解吸矛盾容易解决外，还可以在一个塔里完成吸附与萃取解吸过程，克服了冷油吸收工艺需要分别设置吸收塔与解吸塔的缺点，投资省、流程短、效率高。
为实现上述新工艺及解决前述各种分离方法的技术问题，本发明采用以下技术方案：
为解决上述的技术问题，本发明采用以下技术方案：
一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法，包括如下工序：
（1）碳二及以上组分（C2+）吸附浓缩工序，温度为5~120℃、压力为0.5~5.0MPa的炼厂干气无需冷却或升降压，作为原料气直接经进气管道进入C2+吸附浓缩工序，采用2个或多个吸附塔串并联工艺，在操作温度为5~120℃、操作压力为0.5~5.0MPa的条件下进行吸附，2或多个吸附塔交替吸附-解吸循环操作，保证原料气的连续进入，1个或多个吸附塔是处于吸附状态，其余吸附塔处在C2+萃取解吸状态，在吸附塔内，C2+被吸附塔中所装填的吸附剂所吸附，而透过床层由塔顶排出的是由氢气（H2）、甲烷（CH4）和氮气（N2）等组成的富氢气体，进入变压吸附（PSA）分离提纯H2工序；
（2）C2+萃取解吸工序，采用一种临界的C4（正丁烷与异丁烷混合烷烃）气体作为萃取剂，萃取剂温度为5~120℃，压力为3.0~5.0MPa，从塔顶或塔底通入吸附C2+饱和的吸附塔进行萃取解吸，萃取解吸温度与吸附温度相同，萃取解吸的操作压力3.0~5.0MPa，萃取剂从吸附剂中萃取溶解出被吸附的C2+以及在吸附塔内死空间中的未被吸附的C2+组分，形成富C2+萃取解吸气，进入下一步工序，C2+分离回收工序；C2+萃取解吸步骤完成后，通入炼厂干气，再进入C2+吸附浓缩工序，循环操作；
（3）C2+分离回收工序，所述C2+萃取解吸工序得到的富C2+萃取解吸气进入C2+分离回收工序的分离塔，将压力降至2.0~3.0MPa范围，温度在5~120℃范围，从分离塔顶首先逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分，与C2+吸附浓缩工序中流出的富H2气体混合，进入PSA分离提纯H2工序制取H2及回收少量C2+组分；然后再将分离塔压力降至0.5~2.0MPa，从分离塔顶逸出含量超过90~96%（体积比，以下类同）的富C2/C3混合组分，送入乙烯裂解装置进行制取及分离提取C2及C3；分离塔底分别得到C4及C4+组分，一部分C4经过加压后作为萃取剂返回至C2+萃取解吸工序循环使用，一部分C4及C4+组分作为副产品送出界区使用，或并入乙烯裂解气分离工序进行分离提取C4+组分；
（4）PSA分离提纯H2工序，来自C2+吸附浓缩工序的富H2气体与来自C2+分离回收工序中的分离塔顶逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分混合，进入本工序进行吸附温度为5~120℃范围的全温程PSA，从PSA塔顶流出纯度大于98~99%的H2产品气；PSA塔的解吸气，或经加压后与炼厂干气混合作为原料气进入C2+吸附浓缩工序进一步回收C2+组分及H2，C2/C3混合组分回收率超过95~97%，H2收率超过93~96%，或解吸气直接并入燃料气管网，C2/C3混合组分回收率超过90~95%，H2收率超过90~93%。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，在进入所述C2+吸附浓缩工序前需增加脱除酸气及干燥净化预处理装置，净化预处理后作为原料气的炼厂干气温度为5~120℃，压力为0.5~5.0MPa，进入C2+吸附浓缩工序。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述C2+吸附浓缩工序的吸附塔所装填的吸附剂是活性三氧化二铝、硅胶、活性炭、负载活性组分的活性炭、分子筛、负载活性组分的分子筛等一种或多种组合。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述C2+萃取解吸工序中的萃取剂，可采用除临界C4外的其它物质，如临界的丙烯或丙烷（C3）、正丁烯、异丁烯、丁二烯（C4）、C3/C4混合物，以及临界二氧化碳（CCO2）。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述C2+萃取解吸工序操作温度与压力，取决于所选择的萃取剂种类，其中，选择临界C3烷烯烃、C4烯烃类及其混合物作为萃取剂，操作温度及压力与选择C4烷烃工况类似；选择CCO2作为萃取剂，操作温度20~40℃，操作压力7.0~11.0MPa。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述C2+分离回收工序得到的富C2+萃取解吸气进入C2+分离回收的分离塔，在选择CCO2作为萃取剂及分离塔操作温度为20~40℃，操作压力由7.0~8.0MPa降至2.0~4.0MPa，分离塔顶逸出不凝气体H2及夹带的少量C2+与CO2混合气体，分离塔底得到高浓度的C2+组分，送入乙烯裂解装置进行制取及分离提取C2+组分中的各个单组分诸如乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、丁烷（正丁烷、异丁烷）、丁烯（正丁烯、异丁烯、丁二烯）；分离塔顶逸出的H2、C2+、N2和CO2混合气体进入CO2渗透膜系统，非渗透侧的富H2非渗透气体，与来自C2+吸附浓缩工序的非吸附相的富H2气体混合，进入PSA分离提纯H2工序得到纯度大于98~99%的产品H2；CO2渗透膜系统的渗透侧的CO2，经加压至临界压力后，作为萃取剂返回到烃类萃取解吸工序循环使用。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述非渗透侧的富H2非渗透气体，与来自C2+吸附浓缩工序的非吸附相的富H2气体混合，进入PSA分离提纯H2工序得到纯度大于98~99%的产品H2，PSA分离提纯H2的PSA塔是由一段PSA脱CO2和二段PSA提纯H2所组成，一段PSA塔的解吸气经加压后返回到CO2渗透膜系统进一步回收CO2，二段PSA塔的解吸气，或加压后与原料气混合进入C2+吸附浓缩工序进一步回收C2+及H2，或作为燃料气进入燃料气管网使用。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述炼厂干气为不含有烯烃的饱和干气，C2+萃取解吸工序采用临界C3、C4或C3/C4混合烷烃类作为萃取剂进行萃取解吸，得到的富C2+的萃取解吸气，进入C2+分离回收工序直接排出富H2的不凝气体后，无需进一步降压或冷凝冷却回收C4循环使用，可以作为生产乙烯的原料直接进入乙烷裂解炉进行乙烯、丙烯的生产。
更优的，所述的一种炼厂干气同时回收氢气（H2）和碳二及以上组分（C2+）的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，C2+萃取解吸工序采用临界C3、C4或C3/C4混合烃类作为萃取剂进行萃取解吸，得到的富C2+的萃取解吸气，进入C2+分离回收工序直接排出富H2的不凝气体后，无需进一步降压或冷凝冷却回收C4循环使用，可以直接进入乙烯裂解装置的分离流程中分离提取C2+各个组分产品。
与现有技术相比，本发明优势在于：
（1）本发明颠覆了吸附与解吸循环过程，突破了高压低温吸附与低压高温解吸这一传统的通过压力或温度变化达到吸附-解吸的循环操作的分离路径，实现了吸附机理与临界萃取溶解解吸机理有机统一与平衡，解决了传统变压或变温或变压变温技术自身存在的吸附容易-解吸困难的瓶颈问题；
（2）解决深冷分离法、冷油吸收法、膜分离法、变压吸附法，以及全温程变压吸附（FTrPSA）法所存在的能耗高、吸收剂消耗过大、产品纯度或收率低、吸收或吸附过程中吸附或吸收容易-解吸困难、设备投资与成本高、流程过长等问题；
（3）本发明对于采用负载活性组分的分子筛吸附剂吸附不饱和干气中C2+烯烃组分的工况尤为适用，解决了化学吸附所导致的解吸工艺极难选择、吸附床层热量传递不均的技术瓶颈；
（4）本发明采用C4（烷烃类）作为萃取剂溶解解吸出吸附质C2+，溶解能力大，通常石化生产中多数的操作条件接近C4的临界状态，萃取剂易得，且对于饱和干气工况下无需通过再生过程使得萃取剂循环使用，萃取解吸气可经过简单的气液分离后直接作为乙烷裂解炉进料气进入乙烷裂解炉生产乙烯丙烯，能耗进一步降低；
（5）进料气炼厂干气先通过本发明的C2+吸附浓缩工序，使得进料气中的大部分吸附质C2+组分被吸附在吸附剂中得以浓缩，吸附质浓度很高，此时采用临界C4作为萃取剂，充分利用了萃取剂在该工况下的溶解能力类似液体溶剂C4吸收溶解的能力而萃取剂本身扩散能力又远大于液体溶剂的这一特性，极大地提高了本发明中的萃取解吸过程中的固-气传质效率，相比冷油吸收过程的气-液传质效率，本发明的效率远高于冷油吸收法，且萃取剂使用量远少于冷油吸收所需的吸收溶剂使用量；
（6）本发明可实现等温等压的吸附-解吸循环操作，极大地保证操作稳定性、安全性，提高了传质过程的高效性，减少了动态设备数量与投资；
（7）本发明可按照C2+产品的压力要求，通过调整C2+分离回收工序的操作压力与乙烯裂解装置中的乙烷进料工段、乙烯裂解气碱洗工段、脱甲烷塔、脱乙烷塔或脱丙烷塔等工段相匹配，可以整合到乙烯裂解装置的各个工段，整合性好；
（8）通过本发明得到的C2+混合组分的纯度≥96~99%、收率≥95~97%，H2的纯度≥98~99%、收率≥90~95%，达到“双双高”的水平；
（9）本发明无需降温冷凝及升降压的设备等，带温带压的炼厂干气经过脱碳干燥处理后，可直接进入烃类吸附浓缩工序，适应原料气波动性强，大大降低了能耗，节省了预处理工序投资；
（10）本发明尤其适合其他技术不能处理的从炼厂干气同时回收H2和C2+的工况，比如，炼厂干气中的C2+体积浓度小于10~20%，H2浓度小于30~50%，其它诸如甲烷、CO、CO2、N2等杂质浓度总和超过20~30%等工况；
（11）采用本发明的C2+吸附浓缩与C2+萃取解吸工艺，无需通过传统变压或变温吸附频繁的变压或变温过程，提高了吸附剂使用寿命，吸附剂使用寿命10年以上，且自动化程度高。
附图说明
图1为本发明的流程示意图以及实施例1的流程示意图。
图2为实施例5的流程示意图。
图3为实施例6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，一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法，包括如下工序：
（1）C2+吸附浓缩工序，温度为50~60℃ 、压力为3.0~4.0MPa，H2含量为35%（V/V，以下同），C2+含量为16%，甲烷38%，其它惰性组分为11%的炼厂干气无需冷却或加压直接经进气管道进C2+吸附浓缩系统，采用2塔并联工艺，在操作温度为50~60℃、操作压力为3.0~4.0MPa的条件下进行吸附，1台吸附塔进行中温中压吸附，另1台吸附塔进行等温等压的C2+萃取解吸，2台吸附塔交替进行等温等压的吸附-萃取解吸循环操作，保证炼厂干气的连续进入。在吸附塔内，透过床层由塔顶排出是由H2、甲烷和氮气，以及被携带逸出的少量C2+等组成的非吸附相的富H2气体，进入变压吸附（PSA）塔进行分离提纯H2、回收少量烯烃组分C2+烃类组分。炼厂干气中C2+组分被吸附塔中的吸附剂所吸附得到浓缩，待吸附饱和后进入下一步工序，C2+萃取解吸工序；另一吸附塔经过C2+萃取解吸工序后再进入C2+吸附浓缩工序，实现连续循环吸附操作。在吸附塔内的吸附剂为三氧化二铝、活性炭、硅胶、负载铜活性组分的活性炭、分子筛、负载铜活性组分的分子筛等一种或多种。
在本工序中，带温带压的炼厂干气无需使用预处理装置及降温加压，直接进入本工序，节省能耗及设备投资。由于原料气中仅有微量水分、二氧化碳（CO2）和硫化氢（H2S），无需脱碳干燥。在本工序中的吸附塔内，C2+烃类组分是极性较强的吸附质被吸附塔内装填的吸附剂充分吸附，H2、甲烷和氮气为非吸附相透过床层由塔顶排出，本工序将C2+作为控制组分，控制C2+穿透的浓度小于0.01%，本工序吸附的操作温度为50~60℃中温的范围内，采用负载铜活性组分的活性炭等作为吸附剂，吸附压力为3.0~4.0MPa，炼厂干气无需冷却或加压直接进入，这样不仅降低了能耗，而且可保证吸附相吸附彻底，且不必考虑吸附剂常规解吸再生——通过升温或降压来得到解吸是否完全的问题，C2+组分的浓缩程度可以达到96%以上。非吸附相气体，即富H2气体，进入由4~10塔并联或串联或串并联组成的中温变压吸附（PSA）提纯H2系统，从PSA塔顶流出纯度≥98~99%的H2产品，PSA塔的解吸气，或直接并入燃料管网，或经加压后返回C2+吸附浓缩工序进一步回收解吸气中的C2+烃类组分和H2，提高C2+及H2收率。
（2）C2+萃取解吸工序，采用一种临界的C4（正丁烷异丁烷混合烷烃）气体作为萃取剂，萃取剂温度为50~60℃，压力为3.0~4.0MPa，从塔顶或塔底通入吸附饱和的吸附塔进行萃取解吸，萃取解吸温度、压力与吸附操作温度、压力相同，萃取剂从吸附剂表面及通道中萃取溶解出被吸附的C2+烃类组分，形成C2+萃取解吸气，进入下一步工序，C2+分离回收工序；C2+萃取解吸步骤完成后，通入炼厂干气原料气，再进入C2+吸附浓缩工序，循环操作。
在C2+萃取解吸工序中，选用温度为50~60℃，压力为3.0~4.0MPa的临界C4混合烷烃作为萃取剂，其一，考虑到在该工况下的C4混合烷烃特征接近其临界状态，其密度与溶解度接近其液体的密度与溶解度，进而对吸附剂上的吸附质C2+烃类组分的溶解力较大，使得经C4萃取溶解后的萃取解吸气中含C2+烃类组分的浓度高达90~96%以上，其余是不溶于萃取剂的H2等少量惰性气体；其二，吸附质中也有少量的C4烷烃，是需要提取的产品。C4烷烃作为萃取剂，与吸附质C2+烃类组分相似，进而相似相溶原理能够更好地体现，同时，也没有在系统中引入新的组分会导致后续分离回收的麻烦；其三，在处理饱和干气工况下，采用临界C4混合烷烃作为萃取剂时，无需再生循环，萃取解吸气进入C2+分离回收工序排出不凝气体后可直接进入乙烷裂解炉生产乙烯丙烯，节省了萃取剂再生循环使用的能耗与成本；其四，从C2+分离回收工序分离塔排出不凝气体后的C2+混合组分，也可以不再进行分级降压或分级冷凝冷却，直接进入乙烯裂解气分离工序，比如碱洗塔；其五，萃取解吸与吸附在本工况下可以在等温等压下进行，保证了吸附-萃取解吸操作循环过程的稳定性与安全性，减少了传统PSA或变温吸附（TSA）或变温变压吸附（TPSA）或全温程变压吸附（FTrPSA）吸附-解吸循环过程需要通过压力或温度或压力温度的变化所引起的波动性，由此减少了PSA等过程所需的均压的塔数、抽真空的真空泵、程序控制阀、加热或冷却等设备，也使得吸附剂使用寿命大大延长。
（3）C2+分离回收工序，所述C2+萃取解吸工序得到的富C2+萃取解吸气进入C2+分离回收工序的分离塔，将压力降至2.0~3.0MPa范围，温度在50~60℃范围，从分离塔顶首先逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分，与C2+吸附浓缩工序中流出的富H2气体混合，进入PSA分离提纯H2工序制取H2及回收少量C2+组分；然后再将分离塔压力降至0.5~2.0MPa，从分离塔顶逸出含量96~99%的富C2/C3混合组分，送入乙烯裂解装置进行制取及分离提取C2及C3；分离塔底分别得到C4及C4+组分，一部分C4经过加压后作为萃取剂返回至C2+萃取解吸工序循环使用，一部分C4及C4+组分作为副产品送出界区使用，或并入乙烯裂解气分离工序进行分离提取C4+组分。
本工序C2+分离回收，是一个降压或冷凝冷却过程，降压幅度小或冷凝冷却温度过高，C2+烃类组分不能有效的析出，影响烃类物质的回收率，降压幅度过大或冷凝冷却温度过低，则气体中的杂质也容易被冷凝或被夹带，降低了烃类物质的纯度；本工序在本案例中针对从C2+萃取解吸工序排出的富C2+萃取解吸气，在温度不变下先将操作压力降至2.0~3.0MPa，不凝气体H2等及夹带少量C2+组分逸出，进入PSA分离提纯H2工序得到产品H2及进一步回收少量的C2+组分；分离塔底先流出C4+（不含C4混合烷烃）组分，相应送出界区作为副产品使用，或进入乙烯裂解气分离工序得到C4+各个组分；然后再将分离塔的操作压力降至0.5~1.0MPa，从分离塔顶逸出C2/C3混合组分，进入乙烯裂解装置碱洗塔；分离塔底流出C4混合烷烃组分，一部分经加压后作为萃取剂返回到C2+萃取解吸工序循环使用，一部分C4作为产品送出界区使用，或送入乙烯裂解气分离工序，进一步分离得到C4混合烷烃的各个组分。
（4）PSA分离提纯H2工序，来自C2+吸附浓缩工序的富H2气体与来自C2+分离回收工序中的分离塔顶逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分混合，进入本工序进行吸附温度为50~60℃范围的全温程PSA，从PSA塔顶流出纯度大于98~99%的H2产品气；PSA塔的解吸气，或经加压后与炼厂干气混合作为原料气进入C2+吸附浓缩工序进一步回收C2+组分及H2，C2/C3混合组分回收率超过95~97%，H2收率超过93~96%，或解吸气直接并入燃料气管网，C2/C3混合组分回收率超过90~95%，H2收率超过90~93%。
本工序中的PSA分离提纯H2塔是由4塔组成，1塔吸附，其余3个塔解吸再生，采用抽空冲洗再生方式，吸附与解吸再生循环操作。吸附温度为50~60℃中温范围，吸附压力为3.0~4.0MPa。从PSA塔顶逸出纯度大于98~99%的产品H2，PSA塔底获得的解吸气，经过加压后与原料干气混合返回到C2+吸附浓缩工序，进一步回收C2+及H2，此时，H2收率大于93~96%，C2+收率可高达97~99%。
本实施例中，利用作为原料气的炼厂干气自身一般带温带压下各种组分不同的物理特性，先采用吸附操作温度为50~60℃、操作压力为3.0~4.0MPa的C2+吸附浓缩工序，将原料气中的大部分C2+烃类组分吸附下来，吸附压力较高有利于吸附，且该工序采用负载铜活性组分的活性炭等作为吸附剂，C2+烃类的吸附选择性很强，使得吸附完全。由于解吸过程采用临界C4混合烷烃作为萃取剂，对被吸附的C2+烃类组分（吸附质）具有很大的溶解能力，从而无需考虑因传统的降压或抽真空或升温解吸困难而防止发生过于深度吸附而导致解吸困难的局面。这是本发明及实施例与传统的PSA或TSA或TPSA或最新的FTrPSA吸附-解吸循环操作完全不同的地方。而萃取剂C4本身由于与吸附质相同，其相似相溶能力非常突出，既可再生，也可以无需再生，直接把经过C2+分离回收工序得到的C2+（含萃取剂）混合物送入到乙烯裂解气分离工序的各个工段，分离提取C2+各个组分。同时，本发明实施例中的吸附与萃取解吸过程可以在等温等压下进行循环操作，保证了操作稳定性和安全性，减少了设备，尤其是动态设备诸如循环泵、真空泵、控制阀等。从C2+吸附浓缩工序中逸出的非吸附相的富H2气体和从C2+分离回收工序中流出的不凝气体（富集H2）直接混合后进入到PSA分离提纯H2工序，从中得到纯度大于98~99%的产品H2，进而做到了炼厂干气全组分的回收。而PSA分离提纯H2塔的解吸气，经过加压后返回到C2+吸附浓缩工序进一步回收其中的C2+烃类组分，使得本实施例的C2+烃类组分的收率可高达96~99%。整个回收过程的温度与压力基本上没有大的变化，能耗比较低，充分利用了原料气自身携带的能量以及萃取剂自身的物理特性。故而，本实施例，解决了从目前炼厂干气中回收H2、C2+等现有工艺存在的需要复杂预处理装置、流程长而能耗高、对原料气中的有效组分及温度压力范围限制多、产品回收率及纯度低、投资大、运行不稳定等问题。
实施例2
在实施例1所述的一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法的基础上进一步优化，在进入所述C2+吸附浓缩工序前需增加脱除酸气净化预处理装置。本实施例中，炼厂干气含有1~5%CO2、1~2%H2O及0.1%H2S，原料气中的C2+组分及温度、压力不变。在原料气进入C2+吸附浓缩工序前，增加一套醇胺吸收法的脱硫脱碳装置以及变温吸附（TSA）脱水干燥装置，使得炼厂干气原料气中的CO2≤0.01~0.1%，H2S≤10ppm，H2O≤0.01%。经过脱除酸气及干燥脱水后的炼厂干气，作为原料气直接进入C2+吸附浓缩工序进行分离提取H2及C2+。本实施例中所针对的原料气，由于其中含有较多的酸性气体组分和水分，这些杂质组分会对C2+吸附浓缩工序中的吸附效率以及C2+萃取解吸工序中的C4萃取解吸效率影响较大，必须先通过净化脱除，以保证主体工艺顺利进行。
实施例3
在实施例1所述的一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法的基础上进一步优化，所述原料气组分不变，温度为90~120℃，压力为0.5~1.5MPa下直接进入C2+吸附浓缩工序，在由操作温度为90~120℃、吸附压力0.5~1.5MPa、2个吸附塔组成的系统中进行吸附，其中1个塔吸附，另1个塔萃取解吸，2个吸附塔交替循环操作，保证连续操作。在C2+萃取解吸工序中，采用90~120℃、4.0~5.0MPa的临界C4混合烷烃作为萃取剂，对吸附在吸附剂上的吸附质C2+进行临界萃取溶解，使得萃取解吸气中的C2+混合组分的浓度达到80~90%以上。本实施例中，吸附-萃取解吸循环过程为等温加压的操作过程，为了弥补在较高温度下C2+吸附浓缩工序吸附深度有限，而未被吸附的C2+一部分夹带在非吸附相的H2气体等流出，进入PSA分离提纯H2工序进一步回收，一部分滞留在C2+吸附浓缩工序吸附塔内的死空间里，因而采用较高压力的超临界C4萃取剂，其溶解吸附质的能力有所增加，使得把滞留在死空间里的C2+组分溶解下来，保证了富C2+萃取解吸气中的C2+含量仍然保持80~90%的水平。萃取解吸气随后进入C2+分离回收工序，在分离塔中进行分离回收。将C2+分离回收工序的分离塔操作温度降至40~60℃，压力不变，不凝气体H2等率先从分离塔顶逸出，与来自C2+吸附浓缩工序的富H2气体混合进入PSA分离提纯H2工序获得98~99%产品H2；同时，不含C4混合烷烃组分的C4+等重组分从分离塔底流出，作为副产品送出界区使用。然后分离塔的温度降至5~10℃范围内，分离塔的操作压力不变，C4萃取剂重新从分离塔底流出，一部分抽出后无需加压直接作为临界的C4萃取剂，返回到C2+萃取解吸工序中循环使用，一部分作为副产品送出界区使用。而分离塔顶流出的是含量为96~99%以上的C2/C3混合组分，进入乙烯裂解气分离流程的脱乙烷塔和/脱丙烷塔，提取乙烯、乙烷和/或丙烯、丙烷产品。来自C2+吸附浓缩工序的非吸附相的富H2气体和来自烃类分离回收工序的不凝气体混合后进入由10塔组成的PSA分离提纯H2工序，其中，3个PSA塔一直处于吸附状态，其余7个PSA塔分别处于解吸再生状态。PSA塔顶得到纯度大于98~99%的H2产品；解吸采用冲洗方式，PSA塔的解吸气，经过加压至4.0~5.0MPa，与原料气混合返回到C2+吸附浓缩工序进一步回收其中的C2+烃类组分及H2，由此，C2+收率达到93~96%以上，H2收率达到90~95%。
实施例4
在实施例1所述的一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法的基础上进一步优化，所述原料气组分不变，温度为90~120℃，压力为4.0~5.0MPa下直接进入C2+吸附浓缩工序，在由操作温度为90~120℃、吸附压力4.0~5.0MPa、2个吸附塔组成的系统中进行吸附，其中1个塔吸附，另1个塔萃取解吸，2个吸附塔交替循环操作，保证连续操作。在C2+萃取解吸工序中，采用5~10℃、4.0~5.0MPa的临界C4混合烷烃作为萃取剂，对吸附在吸附剂上的吸附质C2+进行临界萃取溶解，使得萃取解吸气中的C2+混合组分的浓度达到80~90%以上。本实施例中，吸附-萃取解吸循环过程为等压降温的操作过程，目的是提高超临界C4溶解吸附质的能力，在较低温下，压力的增加导致萃取剂的溶解度增加的边际效果更大，同时也把滞留在吸附塔内死空间中的未被吸附的有效组分溶解下来。萃取解吸气随后进入C2+分离回收工序，在分离塔中进行分离回收，其中，不凝气体H2等率先从分离塔顶逸出，与来自C2+吸附浓缩工序的富H2气体混合进入PSA分离提纯H2工序获得98~99%产品H2；同时，不含C4混合烷烃组分的C4+等重组分从分离塔底流出，作为副产品送出界区使用。然后在5~10℃温度范围内，C2+分离回收工序的分离塔减压至0.5~1.5MPa，C4萃取剂重新从分离塔底流出，一部分经过加压后成为超临界状态，作为萃取剂返回到C2+萃取解吸工序中循环使用，而分离塔顶流出的是含量为96~99%的C2/C3混合组分，进入乙烯裂解气分离流程的脱乙烷塔和/脱丙烷塔，提取乙烯、乙烷和/或丙烯、丙烷产品。来自C2+吸附浓缩工序的非吸附相的富H2气体和来自烃类分离回收工序的不凝气体混合后进入由10塔组成的PSA分离提纯H2工序，其中，3个PSA塔一直处于吸附状态，其余7个PSA塔分别处于解吸再生状态。PSA塔顶得到纯度大于98~99%的H2产品；解吸采用抽真空+冲洗方式，PSA塔的解吸气，经过加压至0.5~1.5MPa，与原料气混合返回到C2+吸附浓缩工序进一步回收其中的C2+烃类组分及H2，由此，C2+收率达到96%以上，H2收率达到93~96%。
实施例5
如图2所示，在实施例1所述的一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法的基础上进一步优化，所述C2+萃取解吸工序，采用一种临界二氧化碳（CCO2）气体作为萃取剂，替代实施例1中采用的临界C4混合烷烃。本实施例中的CCO2萃取剂，临界压力（Pc）为7.8MPa，温度为50~60℃。将CCO2萃取剂从C2+吸附浓缩塔底通入，进行C2+临界萃取解吸步骤。从C2+吸附浓缩塔顶逸出萃取解吸气，进入C2+分离回收工序。在C2+分离釜中首先从塔顶逸出不凝气体H2等，然后降压至3.0~4.0MPa，CCO2变成常态CO2从釜顶逸出，进入CO2渗透膜系统，渗透侧为CO2，压力降至0.05~1.0MPa，经加压后制成CCO2循环使用。未渗透的富集H2及少量CO2、C2+组分的非渗透气体量比较少，与来自C2+吸附浓缩工序的非吸附相的富H2气体及来自C2+分离回收工序的不凝气体混合，进入PSA分离提纯H2工序回收H2。由于系统中引入新的物质CO2，其夹杂在不凝气和非渗透气中，对原有的PSA分离提纯H2工序的PSA工艺造成较大影响，需要先有一段脱CO2，然后再有二段回收少量的C2+烃类组分，从而提取出纯度大于98~99%的H2产品。PSA解吸气可以经过加压与原料气混合后返回到C2+吸附浓缩工序进一步回收C2+烃类组分。使用CCO2作为萃取剂的好处是，CCO2萃取剂对于被吸附在吸附剂中和吸附浓缩工序中的吸附塔死空间里的C2+烃类组分的溶解度非常大，超过临界C4萃取剂，这样使得萃取解吸效率非常高，而且CCO2萃取解吸气的分离回收C2+烃类组分及CO2再生回收相对比较容易。最大的缺点是，CO2再生回收后仍然需要类似膜分离等提纯装置及加压装置使之成为CCO2萃取剂循环使用，投资及操作成本过大。另外，采用CCO2作为萃取剂，无疑给系统导入了新的杂质，造成系统分离的负担，增加成本。因此，要对CCO2萃取剂溶解能力与其再生循环使用所需的投资增加之间进行权衡，而C2+与H2的收率及纯度均不受影响。
实施例6
如图3所示，在实施例1和5所述的一种炼厂干气回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离法的基础上进一步优化，所述炼厂干气，即原料气中的C2+含量为10~20%时，H2含量增加至70~80%，其余工况与所述的实施例1及5相同，萃取剂采用CO2，所述的C2+分离回收工序的操作压力由3.0~4.0MPa降至0.05~1.0MPa，CO2更容易逸出，且基本不会夹带C2+烃类组分或不凝气体H2等组分，这样逸出的CO2无需再经过投资昂贵的膜分离系统进行提纯，直接加压制成CCO2萃取剂循环使用。而C2+与H2的收率及纯度均不受影响。
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 (3)

1.一种炼厂干气同时回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，包括如下工序：
（1）碳二及以上组分（C2+）吸附浓缩工序，温度为5~120℃、压力为0.5~5.0MPa的炼厂干气无需冷却或升降压，作为原料气直接经进气管道进入C2+吸附浓缩工序，采用2个或多个吸附塔串并联工艺，在操作温度为5~120℃、操作压力为0.5~5.0MPa的条件下进行吸附，2个或多个吸附塔交替吸附-解吸循环操作，保证原料气的连续进入，1个或多个吸附塔是处于吸附状态，其余吸附塔处在C2+萃取解吸状态，在吸附塔内，C2+被吸附塔中所装填的吸附剂所吸附，而透过床层由塔顶排出的是由氢气（H2）、甲烷（CH4）和氮气（N2）组成的富氢气体，进入变压吸附（PSA）分离提纯H2工序；
（2）C2+萃取解吸工序，采用一种临界的正丁烷与异丁烷混合烷烃气体作为萃取剂，萃取剂温度为5~120℃，压力为3.0~5.0MPa，从塔顶或塔底通入吸附C2+饱和的吸附塔进行萃取解吸，萃取解吸温度与吸附温度相同，萃取解吸的操作压力3.0~5.0MPa，萃取剂从吸附剂中萃取溶解出被吸附的C2+以及在吸附塔内死空间中的未被吸附的C2+组分，形成富C2+萃取解吸气，进入下一步工序，C2+分离回收工序，C2+萃取解吸步骤完成后，通入炼厂干气，再进入C2+吸附浓缩工序，循环操作；
（3）C2+分离回收工序，所述C2+萃取解吸工序得到的富C2+萃取解吸气进入C2+分离回收工序的分离塔，将压力降至2.0~3.0MPa范围，温度在5~120℃范围，从分离塔顶首先逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分，与C2+吸附浓缩工序中流出的富H2气体混合，进入PSA分离提纯H2工序制取H2及回收少量C2+组分，然后再将分离塔压力降至0.5~2.0MPa，从分离塔顶逸出含量为96~99%的富C2/C3混合组分，送入乙烯裂解装置进行制取及分离提取C2及C3，分离塔底分别得到C4及C4+组分，一部分C4经过加压后作为萃取剂返回至C2+萃取解吸工序循环使用，一部分C4及C4+组分作为副产品送出界区使用，或并入乙烯裂解气分离工序进行分离提取C4+组分；
（4）PSA分离提纯H2工序，来自C2+吸附浓缩工序的富H2气体与来自C2+分离回收工序中的分离塔顶逸出不被萃取剂溶解的不凝气体H2和夹带的微量C2+组分混合，进入本工序进行吸附温度为5~120℃范围的全温程PSA，从PSA塔顶流出纯度大于等于99%的H2产品气，PSA塔的解吸气，或经加压后与炼厂干气混合作为原料气进入C2+吸附浓缩工序进一步回收C2+组分及H2，C2/C3混合组分回收率为95~97%，H2收率为93~96%，或解吸气直接并入燃料气管网，C2/C3混合组分回收率为90~95%，H2收率为90~93%。
2.如权利要求1所述的一种炼厂干气同时回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，在进入所述C2+吸附浓缩工序前需增加脱除酸气及干燥净化预处理装置，净化预处理后作为原料气的炼厂干气温度为5~120℃，压力为0.5~5.0MPa，进入C2+吸附浓缩工序。
3.如权利要求1所述的一种炼厂干气同时回收H2和C2+的全温程吸附萃取分离方法，其特征在于，所述C2+吸附浓缩工序的吸附塔所装填的吸附剂是活性三氧化二铝、硅胶、活性炭、负载活性组分的活性炭、分子筛、负载活性组分的分子筛的一种或多种组合。
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