CN110237650A - 一种乙烯直接氧化制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种乙烯直接氧化制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，包括如下步骤：（1）原料气进入中温PSA浓缩1（PSA1），流出非吸附相气体进入中温PSA浓缩2（PSA2）；流出吸附相气体进入脱碳塔；（2）中温PSA浓缩2（PSA2）流出的非吸附相气体直接排出；流出的富含甲烷、乙烯的吸附相气体作为EO反应循环气经过循环气压缩机后返回到EO反应器进行反应；（3）从吸收脱碳的吸收塔顶流出的不凝气体作为EO反应循环气返回到EO反应器循环使用；从吸收塔底流出的富含二氧化碳的吸收液经循环泵进入解吸塔，塔底流出碳酸钾溶液经加热后与定时新补充的一部分碳酸钾溶液混合返回到吸收塔循环使用，从解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气，直接排放。

Description

一种乙烯直接氧化制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离 方法

技术领域

本发明涉及在石油化工的气体分离领域，更具体的是涉及一种乙烯直接氧化制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法。

背景技术

环氧乙烷（EO）及其下游的乙二醇（EG）作为乙烯的主要衍生物，广泛应用于表面活性剂、合成纤维等领域，但是，EO生产过程涉及到非常重要的稳定性与安全性问题，第一，反应所需的原料乙烯、氧气及产品EO都是易燃易爆的化学品，必须将这些化学品的工作浓度控制在爆炸极限以下。一般是采用甲烷或氮气作为致稳剂（气），用来稀释乙烯、氧气及EO的浓度，使得这些危险化学品的工作浓度稀释至各自在空气中的爆炸极限以下；第二，乙烯与氧气直接进行氧化反应时，会产生大量的反应热，尤其是副反应所产生的反应热，是主反应产生的反应热的几倍。为了控制巨大的反应热，防止反应器内出现热量局部聚集所导致的催化剂失活与飞温等危害到反应稳定与装置安全，除了添加一定量的抑制副反应发生的抑制剂外，更重要的是要及时移出巨大的反应热，进而提升了反应器操作的安全性及稳定性。由于甲烷比氮气具有更大的热容，对乙烯直接氧化所放出的大量热量，甲烷是具有良好的撤热（移热）介质，对降低整套装置运行中出现的局部过热或导致的飞温、延长催化剂使用寿命、提高EO选择性及使反应稳定安全均有较大的作用。在氧化反应中，为了增加产品EO选择性，势必会降低乙烯的单程转化率，进而需要增大乙烯循环量，进而也使得甲烷致稳气与乙烯及反应混合气一起以循环气形式，移出反应热。

在现有的乙烯直接氧化法制备EO的工艺流程中，乙烯与氧气在反应器中的催化剂作用并在220-260℃与2.0-3.0MPa条件下进行反应，所生成的反应混合气大致组分为乙烯（C2H4）为23%（摩尔比，以下类同），氧气5.6%，二氧化碳（CO2）7.5%，水（H2O）1.6%，甲烷（CH4）54%，氩气（Ar）7%，环氧乙烷（EO）仅为1.6%。经过EO吸收塔吸收从塔顶逸出的不凝气体，其中的70-90%经压缩后作为循环反应气（未脱碳的循环气（SPC））与新补的原料气乙烯、氧气及甲烷致稳气混合再次进入EO反应器中继续进行反应，其中的10-30%进入CO2吸收塔将反应副产物CO2脱除掉，而塔顶流出的不凝气体，作为脱碳后的循环气（SRC）与SPC循环气及新补原料气和甲烷致稳气混合进入EO反应器中继续进行反应。在反应循环气进行循环使用中，存在着两个较为严重的问题，第一，在循环气中含有较多的二氧化碳（CO2）、水（H2O）、惰性气体氩气（Ar）以及微量的硫化物等杂质组分，这些杂质组分会在循环过程中累积，导致循环气组成的改变，影响了乙烯、氧气等易燃易爆组分的工作浓度、爆炸极限及催化剂使用效率，进而需要不断调整循环气循环比例或通过加大了排放气量来避免杂质组分累积，因而需要进一步新补甲烷以及原料气进料量。尤为重要的是，虽然CO2、H2O组分在环氧乙烷反应中也起着一定的致稳作用，进而允许循环气中一定浓度的CO2与H2O存在，实际操作过程中仅对10~30%的反应气抽出进行热碳酸钾水溶液吸收脱除CO2，所形成的不凝气体再一次返回循环气循环使用，系统中的水分会累积更多。在高温高压及催化剂作用下，水是会与甲烷、乙烷或乙烯发生重整反应或水分解而产生氢气、一氧化碳或CO2，也会与CO2反应，导致乙烯氧化副反应发生几率增大，使得整套装置运行的稳定性与安全性大大降低，能耗及成本进一步增加。因此，循环气在循环中累积的杂质组分，只有通过脱碳后的排放气排放而加以脱除，同时也影响了循环气量比例的稳定；第二，脱碳塔中的进料气是未脱碳的循环气（SPC），其中含有较多的乙烯及大量的甲烷致稳气体，使得脱碳吸收塔的负荷增大，吸收剂热碳酸钾水溶液的循环量增大，吸收效率降低，导致脱碳吸收塔的排放气中含有较多的乙烯及甲烷致稳气随累积的杂质组分排放而被浪费掉。也就是说，一方面，为了及时移出大量的反应热及提高EO选择性，需要更多的循环气进行循环；另一方面，为了防止循环反应气中杂质组分累积，就需要增加脱碳后的排放气排放量，进而造成更多的乙烯及甲烷致稳气的浪费，并且脱碳效率降低，增加了操作成本。

在处理一部分SPC循环气的现有技术中，大多数是采用热碳酸钾水溶液吸收法脱除二氧化碳，产生的脱碳后的不凝气体作为循环气SRC再返回到反应中去，其中，不凝气体含有较多的甲烷、乙烯等有效组分外，大多数惰性气体组分，诸如Ar、N2等浓度反而增加了，极大影响循环气组成，进而影响到循环气各有效组分的工作浓度及EO反应的稳定性与安全性。同时，从解吸出来的排放气中，除了主要的CO2外，还有较多的乙烯及少量的甲烷等。因此，对Ar、N2等惰性杂质组分的累积，处理方法只能是将一部分SPC直接排放，进而就浪费了乙烯及甲烷。

目前也有多种公开的专利或文献，是对从脱碳塔逸出的不凝气体或部分循环气直接排放气进行处理，包括采用变压吸附回收乙烯或同时回收甲烷返回循环气使用，或采用膜分离。

发明内容

针对上述在EO生产工艺及装置的反应循环气循环过程中存在着诸多包括杂质累积、循环比不稳定、脱碳塔效率低以及乙烯及甲烷致稳气浪费等问题，本发明是采用全温程变压吸附（FTrPSA）气体分离方法，即，全温程变压吸附（英文全称：Full TemperatureRange-Pressure Swing Adsorption，简称：FTrPSA）是一种以变压吸附分离技术为基础，充分利用作为原料气的环氧乙烷（EO）器产生的反应混合气自身携带的温度与压力、原料气体中各组分在10~120℃的温度范围，以及0.3~4.0MPa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EO反应混合气体的方法，进而可以灵活调整反应循环气的比例，在阻止杂质循环过程累积的同时，提高脱碳效率，减少乙烯及甲烷致稳气的浪费。

为此，本发明采用的技术方案概述如下：

一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，包括如下步骤：

（1）中温PSA浓缩1（PSA1），来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，经加压或换热或直接进入操作温度为60-120℃、操作压力0.3-3.0MPa的中温多塔变压吸附浓缩系统，流出的富含甲烷的非吸附相气体进入下一个工序，即中温PSA浓缩2（PSA2）；流出的富含二氧化碳的吸附相气体经鼓风或加压进入后续工序，即吸收脱碳；

（2）中温PSA浓缩2（PSA2），来自PSA1系统的富含甲烷的非吸附相气体，经换热或直接进入操作温度为20-80℃、操作压力0.3-3.0MPa的多塔变压吸附甲烷乙烯浓缩系统，流出的富含氩气的非吸附相气体，或直接排出，或作为燃料气进入燃料气管网，或送入界区回收氩气；流出的富含甲烷、乙烯的吸附相气体作为EO反应循环气经过循环气压缩机后返回到EO反应器进行反应；

（3）吸收脱碳，来自PSA1系统的富含二氧化碳的吸附相气体经鼓风或加压，以及经过热交换后进入二氧化碳吸收塔，吸收温度为20-80℃，吸收压力为0.3-1.0MPa，采用热碳酸钾溶液为吸收剂，从吸收塔顶进入。从吸收塔顶流出的不凝气体作为EO反应循环气经换热及循环气压缩机返回到EO反应器循环使用；从吸收塔底流出的富含二氧化碳的吸收液经循环泵进入解吸塔，塔底流出碳酸钾溶液经加热后与定时新补充的一部分碳酸钾溶液混合返回到吸收塔循环使用，从解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气，直接排放或输出界区回收CO2。

优选的，步骤（1）中，所述来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，一部分可经PSA1旁路作为EO反应循环气直接进入循环气压缩机循环使用，一部分进入PSA1与PSA2系统进行处理，相应自动开启多塔切换控制系统，满足操作弹性需要，以及调节经PSA1旁路作为直接的反应循环气量与经PSA1系统处理的间接反应循环气量的比例，维持EO反应器中的有效组成的工作浓度及稳定与完全的运行。

优选的，步骤（1）中，所述中温PSA浓缩1（PSA1）系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，均压次数不超过3次，解吸过程由顺放/均压降、逆放、抽真空/冲洗、均压升及终充组成，或在吸附完成后顺放/均压降开始前增设置换环节，采用来自所述的步骤（3）中的解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气作为置换载气，置换废气一部分排放，一部分返回到所述步骤（1）的原料气，或一部分返回到所述的步骤（3）中的吸收塔。

优选的，步骤（2）中，所述的中温PSA浓缩2（PSA2）系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，均压次数不超过3次，解吸过程由顺放/均压降、逆放、抽真空/冲洗、均压升及终充组成，或在吸附完成后顺放/均压降开始前增设置换环节，采用来自经天然气净化后的甲烷或来自EO生产流程中已有的甲烷提浓塔塔顶气作为置换载气，置换废气或返回到EO生产流程中已有的甲烷提浓塔进料，或作为循环气返回到EO反应器中进行反应，或一部分作为燃料气进入燃料气管网，或一部分返回到所述的步骤（1）中的原料气。

更为优选的，步骤（1）中所述的来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，先进入由二个或三个吸附塔串联组成的变温吸附（TSA）系统进行干燥脱水，两塔中一塔吸附，一塔再生，或，三塔中一塔吸附，一塔热吹，一塔冷吹，每个吸附塔装填有活性氧化铝、硅胶、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附温度60~80℃，再生温度120~220℃，采用来自PSA2系统流出的富含氩气的非吸附相气体作为再生载气，形成的再生废气或直接排出，或送入界区回收氩气。干燥系统中的每个吸附塔进出口管道均与加热器连接。

更为优选的，步骤（1）中所述的中温PSA1系统，可采用渗透膜分离系统替代，即，原料气经过压缩加压至1.0-3.0MPa，温度为60-120℃，直接进入渗透膜分离系统，渗透膜可一级或二级串联，膜材料由聚酯或聚酰胺类有机物构成。从渗透侧流出富含二氧化碳的渗透气，经过换热或直接进入所述的步骤（3），即吸收脱碳进行脱碳，由此产生的不凝气体再进入所述的中温PSA2系统进一步回收甲烷乙烯脱除氩气；从非渗透侧流出的富乙烯的非渗透气直接混入EO反应循环气进行循环反应。

更为优选的，步骤（3）中，即吸收脱碳进行脱碳，吸收剂采用有机胺溶剂替代热碳酸钾溶液，脱碳效率高出20%以上，能耗更低。

更为优选的，步骤（1）中所述原料气是由EO反应所需的高纯度原料氧气、甲烷及乙烯混合反应后经过EO洗涤塔所形成的不凝气体组成，其中，反应所需的原料氧气纯度大于等于99.99%，原料甲烷纯度大于等于99%，原料气经加压或换热或直接进入操作温度为60-120℃、操作压力0.3-3.0MPa的中温多塔变压吸附浓缩系统，流出的富含甲烷的非吸附相气体，部分或全部作为反应循环气循环反应，其中，全部循环时，中温PSA2负荷变小，可处理来自吸附脱碳的不凝气体回收甲烷与部分乙烯，再返回作为反应循环气循环使用。

与现有技术相比，本发明提供的技术方案优势为：

（1）通过中温PSA浓缩1、中温PSA浓缩2及吸收脱碳耦合，将EO反应循环气中影响有效组分工作浓度范围的杂质组分二氧化碳、氩气脱除，同时利用PSA操作弹性大的优势，调节反应循环气比例，既充分回收利用了EO反应所需的有效组分乙烯、甲烷，又保证了EO反应的稳定安全及反应热的及时移出；

（2）有效地解决了氩气在循环过程中的累积以及与甲烷相对分离系数小所导致的甲烷浪费的问题。现有技术方案中，为了防止氩气累积，必须排放一定的循环气量，随之也排放掉有效的甲烷组分，甲烷浪费严重，新增补的作为致稳气的甲烷流量就增大，成本上升；

（3）本发明可以充分利用反应循环气自身携带的温度或压力，选择性地采用渗透膜分离技术，将循环气中渗透率快的二氧化碳及部分甲烷与氩气透过，渗透率最慢的乙烯及大部分甲烷氩气不透过而实现乙烯与二氧化碳的分离，其中未透过的氩气浓度不影响反应循环气中有效组分乙烯、甲烷的安全工作浓度范围，同时，非渗透气压力降很小，几乎可以不经循环气压缩机压缩，加之温度也无变化，能耗非常低。另外，渗透气降压后进入脱碳塔，正好满足脱碳操作压力的要求，从而导致整体技术方案的能耗非常低；

（4）本发明可以在初始反应所需的原料氧气及甲烷纯度较高的工况下，从中温PSA浓缩1工序流出的非吸附相气体，可以部分或全部作为反应循环气进行循环反应，其压降非常小，几乎无需循环气压缩，温度也无变化，能耗非常低。同时，使得氩气浓度不影响反应循环气中有效组分乙烯、甲烷的安全工作浓度范围，且在可以大幅度减小PSA2负荷的同时，进一步回收了甲烷与乙烯，使得整个技术方案的运行成本进一步降低。

附图说明

下面结合附图和实施例对本发明作进一步详细的说明。

图1是本发明实施例1的工艺流程图；

图2是本发明实施例2的工艺流程图；

图3是本发明实施例3的工艺流程图；

图4是本发明实施例4的工艺流程图；

图5是本发明实施例6的工艺流程图。

具体实施方式

为了本技术领域的人员更好的理解本发明，将以下实施例对本发明作进一步详细描述。

实施例1

一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，包括如下步骤：

（1）中温PSA浓缩1（PSA1），来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，

其组分为，乙烯20.2%（体积比，以下类同）、氧气6.0%、甲烷49.4%、氩气10.4%、二氧化碳12.0%，其余为1.0%，主要包括水、氮气、乙二醇、一氧化碳等，温度为80℃，压力为1.7MPa，气流量为1万标方/小时，直接进入操作温度为80℃、操作压力1.7MPa的中温5塔串联变压吸附浓缩系统，每个吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，本案均压为2次，一塔吸附，其余四塔处于不同的解吸阶段，即PSA浓缩1操作模式为PSA5-1-2V，其解吸过程由第一均压降、第二均压降、逆放、抽真空、第二均压升、第一均压升及终充组成。从吸附塔顶流出的富含甲烷的非吸附相气体，约7,000Nm3/h，进入下一个工序，即中温PSA浓缩2（PSA2）；从吸附塔底流出的由逆放与抽真空构成的解吸气，即富含二氧化碳的吸附相气体，约3,000Nm3/h经鼓风增压进入后续工序，即吸收脱碳塔；

（2）中温PSA浓缩2（PSA2），来自PSA1系统的富含甲烷的非吸附相气体，直接进入操作温度为80℃、操作压力1.7MPa的5塔串联变压吸附甲烷乙烯浓缩系统，每个吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、炭分子筛、分子筛的多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，本案均压次数为2次，一塔吸附，其余四塔处于不同的解吸阶段，即PSA浓缩2操作模式为PSA5-1-2V，其解吸过程由第一均压降、第二均压降、逆放、抽真空、第二均压升、第一均压升及终充组成。从吸附塔顶流出的富含氩气的非吸附相气体，作为燃料气进入燃料气管网；从吸附塔底流出的富含甲烷、乙烯的吸附相气体，即由逆放与抽真空组成的解吸气，作为EO反应循环气经过循环气压缩机后返回到EO反应器进行反应；

（3）吸收脱碳，来自PSA1系统的富含二氧化碳的吸附相气体经鼓风及加压至0.3MPa，直接进入二氧化碳吸收塔，吸收温度为80℃，吸收压力为0.3MPa，采用热碳酸钾溶液为吸收剂，从吸收塔顶进入。从吸收塔顶流出的不凝气体作为EO反应循环气经换热及循环气压缩机返回到EO反应器循环使用；从吸收塔底流出的富含二氧化碳的吸收液经循环泵进入解吸塔，塔底流出碳酸钾溶液经加热后与定时新补充的一部分碳酸钾溶液混合返回到吸收塔循环使用，从解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气，直接排放。

实施例2

基于实施例1，如图2所示，步骤（1）中，所述来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，其中的60~70%可经PSA1旁路作为EO反应循环气直接进入循环气压缩机循环使用，30~40%直接进入PSA1与PSA2系统进行处理，相应的由5塔操作自动切换成4塔操作控制系统，两个工序的PSA操作模式均由PSA5-1-2V切换成PSA4-1-2V，满足PSA装置的30~40%操作弹性的需要，并且可调节经PSA1旁路作为直接的反应循环气量与经PSA1系统处理的间接反应循环气量的比例，维持EO反应器中的有效组成的工作浓度及稳定与完全的运行。

实施例3

基于实施例1，如图3所示，步骤（1）中所述的来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，先进入由三个吸附塔串联组成的变温吸附（TSA）系统进行干燥脱水，其中，三塔中一塔吸附，一塔热吹，一塔冷吹，每个吸附塔装填有活性氧化铝、硅胶、分子筛的多种吸附剂组合，吸附温度76~80℃，再生温度200~220℃，采用来自PSA2系统流出的富含氩气的非吸附相气体作为再生载气，形成的再生废气作为燃料气，直接进入燃料气管网。干燥系统中的每个吸附塔进出口管道均与加热器连接。

实施例4

基于实施例1，如图4所示，步骤（1）中所述的中温PSA1系统，可采用渗透膜分离系统替代，即，压力为1.7MPa、温度为80℃的原料气直接进入由一级聚碳酸酯中空纤维管式渗透膜组成的渗透膜分离系统，从渗透侧流出富含二氧化碳的渗透气，降压至0.2~0.3MPa直接进入所述的步骤（3），即吸收脱碳进行脱碳，吸收剂为热碳酸钾溶液。由此产生的不凝气体再进入所述的中温PSA2系统进一步回收甲烷乙烯脱除氩气；从非渗透侧流出的富乙烯的非渗透气，压力为1.67~1.70MPa，直接混入EO反应循环气进行循环反应。

实施例5

基于实施例1与4，如图4所示，步骤（3）中，即吸收脱碳进行脱碳，吸收剂采用有机胺溶剂替代热碳酸钾溶液，此工况下，从渗透膜分离系统中的渗透侧流出富含二氧化碳的渗透气，降压至0.2~0.3MPa，并经热交换冷却至常温后再直接进入所述的步骤（3），即吸收脱碳进行脱碳，脱碳效率高出20%以上，能耗更低。

实施例6

基于实施例1，如图5所示，步骤（1）中所述原料气是由EO反应所需的高纯度原料氧气、甲烷及乙烯混合反应后经过EO洗涤塔所形成的不凝气体组成，其中，反应所需的原料氧气纯度大于等于99.99%，原料甲烷纯度大于等于99%，此时，原料气组成为，乙烯22.5%（体积比，以下类同）、氧气6.2%、甲烷51.2%、氩气7.5%、二氧化碳12.0%，其余为0.6%，主要包括水、氮气、乙二醇、一氧化碳等，温度为80℃，压力为1.7MPa，气流量为1万标方/小时，直接进入操作温度为80℃、操作压力1.7MPa的中温5塔串联变压吸附浓缩系统，每个吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，本案均压为1次，一塔吸附，其余四塔处于不同的解吸阶段，即PSA浓缩1操作模式为PSA5-1-1V，其解吸过程由置换、均压降、逆放、抽真空、均压升及终充组成，而置换气体来自经过加压后的部分中温PSA2的解吸气，置换废气作为燃料气进入燃料气管网。从吸附塔顶流出的富含甲烷的非吸附相气体，约7,000Nm3/h，全部直接作为反应循环气进行循环反应使用；从吸附塔底流出的由逆放与抽真空组成的解吸气，进入吸收脱碳工序进行脱碳，产生的不凝气体进入中温PSA浓缩2系统，即PSA2工序，从PSA2工序中的吸附塔塔顶流出的非吸附相气体，作为燃料气进入燃料管网；从PSA2工序中的吸附塔底流出的吸附相气体，即由逆放与抽真空气体组成的解吸气，经过循环气压缩机加压后，一部分作为PSA1工序的置换气体，一部分作为反应循环气进行循环反应使用。

以上所述，仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，本发明的专利保护范围以权利要求书为准，凡是运用本发明的说明书内容所作的等同结构变化，同理均应包含在本发明的保护范围内。

Claims (8)

1.一种乙烯直接氧化制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，包括如下步骤：

（1）中温PSA浓缩1（PSA1），来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，经加压或换热或直接进入操作温度为60-120℃、操作压力0.3-3.0MPa的中温多塔变压吸附浓缩系统，流出的富含甲烷的非吸附相气体进入下一个工序，即中温PSA浓缩2（PSA2）；流出的富含二氧化碳的吸附相气体经鼓风或加压进入后续工序，即吸收脱碳；

（2）中温PSA浓缩2（PSA2），来自PSA1系统的富含甲烷的非吸附相气体，经换热或直接进入操作温度为20-80℃、操作压力0.3-3.0MPa的多塔变压吸附甲烷乙烯浓缩系统，流出的富含氩气的非吸附相气体，或直接排出，或作为燃料气进入燃料气管网，或送入界区回收氩气；流出的富含甲烷、乙烯的吸附相气体作为EO反应循环气经过循环气压缩机后返回到EO反应器进行反应；

（3）吸收脱碳，来自PSA1系统的富含二氧化碳的吸附相气体经鼓风或加压，以及经过热交换后进入二氧化碳吸收塔，吸收温度为20-80℃，吸收压力为0.3-1.0MPa，采用热碳酸钾溶液为吸收剂，从吸收塔顶进入；从吸收塔顶流出的不凝气体作为EO反应循环气经换热及循环气压缩机返回到EO反应器循环使用；从吸收塔底流出的富含二氧化碳的吸收液经循环泵进入解吸塔，塔底流出碳酸钾溶液经加热后与定时新补充的一部分碳酸钾溶液混合返回到吸收塔循环使用，从解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气，直接排放或输出界区回收CO2。

2.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（1）中，所述来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，一部分可经PSA1旁路作为EO反应循环气直接进入循环气压缩机循环使用，一部分进入PSA1与PSA2系统进行处理，相应自动开启多塔切换控制系统，满足操作弹性需要，以及调节经PSA1旁路作为直接的反应循环气量与经PSA1系统处理的间接反应循环气量的比例，维持EO反应器中的有效组成的工作浓度及稳定与完全的运行。

3.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（1）中，所述中温PSA浓缩1（PSA1）系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，均压次数不超过3次，解吸过程由顺放/均压降、逆放、抽真空/冲洗、均压升及终充组成，或在吸附完成后顺放/均压降开始前增设置换环节，采用来自所述的步骤（3）中的解吸塔顶流出的富含二氧化碳的解吸气作为置换载气，置换废气一部分排放，一部分返回到所述步骤（1）的原料气，或一部分返回到所述的步骤（3）中的吸收塔。

4.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（2）中，所述中温PSA浓缩2（PSA2）系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，每个所述吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀或程序控制阀组成的控制系统进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，均压次数不超过3次，解吸过程由顺放/均压降、逆放、抽真空/冲洗、均压升及终充组成，或在吸附完成后顺放/均压降开始前增设置换环节，采用来自经天然气净化后的甲烷或来自EO生产流程中已有的甲烷提浓塔塔顶气作为置换载气，置换废气或返回到EO生产流程中已有的甲烷提浓塔进料，或作为循环气返回到EO反应器中进行反应，或一部分作为燃料气进入燃料气管网，或一部分返回到所述的步骤（1）中的原料气。

5.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（1）中所述的来自环氧乙烷（EO）洗涤塔塔顶的不凝气体作为原料气，先进入由二个或三个吸附塔串联组成的变温吸附（TSA）系统进行干燥脱水，两塔中一塔吸附，一塔再生，或，三塔中一塔吸附，一塔热吹，一塔冷吹，每个吸附塔装填有活性氧化铝、硅胶、分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附温度60~80℃，再生温度120~220℃，采用来自PSA2系统流出的富含氩气的非吸附相气体作为再生载气，形成的再生废气或直接排出，或送入界区回收氩气；干燥系统中的每个吸附塔进出口管道均与加热器连接。

6.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（1）中所述的中温PSA1系统，可采用渗透膜分离系统替代，即，原料气经过压缩加压至1.0-3.0MPa，温度为60-120℃，直接进入渗透膜分离系统，渗透膜可一级或二级串联，膜材料由聚酯或聚酰胺类有机物构成；从渗透侧流出富含二氧化碳的渗透气，经过换热或直接进入所述的步骤（3），即吸收脱碳进行脱碳，由此产生的不凝气体再进入所述的中温PSA2系统进一步回收甲烷乙烯脱除氩气；从非渗透侧流出的富乙烯的非渗透气直接混入EO反应循环气进行循环反应。

7.根据权利要求1和6所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（3）中，即吸收脱碳进行脱碳，吸收剂采用有机胺溶剂替代热碳酸钾溶液，脱碳效率高出20%以上，能耗更低。

8.根据权利要求1所述的一种乙烯法制环氧乙烷中反应循环气的FTrPSA分离方法，其特征在于，步骤（1）中所述原料气是由EO反应所需的高纯度原料氧气、甲烷及乙烯混合反应后经过EO洗涤塔所形成的不凝气体组成，其中，反应所需的原料氧气纯度大于等于99.99%，原料甲烷纯度大于等于99%，原料气经加压或换热或直接进入操作温度为60-120℃、操作压力0.3-3.0MPa的中温多塔变压吸附浓缩系统，流出的富含甲烷的非吸附相气体，部分或全部作为反应循环气循环反应，其中，全部循环时，中温PSA2负荷变小，可处理来自吸附脱碳的不凝气体回收甲烷与部分乙烯，再返回作为反应循环气循环使用。