CN114699880B - 一种从炼厂干气分离提取h2与c2+的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，是将置于一多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度机构所构成的中温变压吸附系统，与增压机、真空泵、缓冲罐、脱CO2净化装置及工艺管道组成一个系统，使得流经旋转阀通道及通道进出口端与圆环形旋转托盘上的吸附塔进出口端连接的管道及吸附塔中旋转移动的吸附床层的气体，在不断地通过进出每个吸附塔进出口的位置及每个吸附床层在旋转同时完成各自的吸附与解吸步骤的传质，进而形成了“模拟旋转移动床”的变压吸附过程，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附过程，使得吸附与解吸多步骤的循环操作而高纯度高收率地获得H2与C2 +产品气，其中，H2产品气纯度大于等于99.9%，收率大于等于95%，C2 +产品气纯度大于等于96%，收率大于等于98%。
Description
技术领域
本发明涉及炼化行业含氢气（H2）与乙烯/乙烷及碳二以上烃类组分（C2 +）的炼厂干气的分离及提纯回收领域，更具体的说是涉及一种从炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺。
背景技术
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，它富含乙烷、乙烯、丙烷等轻烃类（C2 +）组分，以及氢气（H2）、甲烷（CH4）等组分和少量杂质，其中，乙烷、乙烷、丙烷等组分是乙烯/丙烯生产最重要的原料之一，尤其是以轻组分为原料的乙烯裂解工艺，逐步取代以石脑油、重油等为原料的乙烯/丙烯生产工艺，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、油品质量标准的提高，以及炼化一体化进程的加快，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化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与C2 +轻烃等价值较高的组分回收，可通过各种干气分离及浓缩技术来实现，比如，变压吸附（PSA）、冷油吸收、低温冷凝、低温精馏、膜分离等及其耦合来回收H2与C2 +，其中，国内常用并已工业化的炼厂干气提浓回收C2 +的工艺及专利方法是主要是PSA及油吸收方法。两种工艺技术有各自的优势与缺点，诸如，PSA方法能耗低，可以同时回收H2，但C2 +提浓的产品气纯度与收率相对较低，尤其是C2 +提浓的产品气中甲烷（CH4）含量较高，一般含量为6~10%（体积比，以下类同），会造成乙烯生产造成能耗高、转化率低等负面影响，并且流程较长，占地面积大，包括程序控制阀与调节阀等的动态设备投资高、装置稳定性较差；包括中冷与浅冷油吸收工艺得到的C2 +提浓产品气的纯度与收率较高，但能耗相对较高，对炼厂干气中C2+浓度有要求，需要高于10~20%，同时无法回收H2。
现有的从炼厂干气提取C2 +或同时提取H2的PSA专利技术（以下简称“现有技术”），主要为“干气回收C2及C2以上烃类组分的方法”（ZL 200510129369.3）、“从混合气中分离回收吸附相产品的变压吸附方法”（ZL200510118241.7）、“从炼厂干气回收C2 +的二段分浓度变压吸附（PSA）方法”（申请号：201710757787.X）、“一种炼厂干气回收H2和C2 +的全温程吸附萃取方法”（申请号：201610722133.9）以及“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”（申请号：201610196678.0）等。这些现有技术虽然能够一定程度上提升C2 +/H2的产品纯度与收率，但由于都是采用传统的二段或二段以上的轴向流固定床层PSA工艺，或是轴向流固定床层PSA工艺与膜分离或与油吸收、萃取等其它分离工艺耦合，导致流程长、动态设备投资大、装置稳定性差及占地面积大等诸多问题依然无法解决，如炼化厂中空间有限，PSA工艺装置占地面积较大而受到很大的应用限制。此外，在传统的轴向流固定床层PSA操作过程中同时要从吸附相与非吸附相中获得较高纯度与较高收率的C2 +与H2产品，至少是三段多塔的固定床层PSA工艺才能实现，其中，吸附相产品组分C2 +的浓缩度在以产品气为置换气工况下也最多达到90~95%，收率为80~90%，而非吸附相产品H2的纯度要达到99.9%以上，必须在较高的吸附压力与较多的吸附塔之间实现2~3次的均压才能达到85~89%的收率，C2 +的PSA浓缩工段的操作压力比较低，有利于避免深度吸附导致的解吸困难问题，这与PSA提取H2工段需要较高的操作压力有利于H2的收率提升形成明显的矛盾，吸附相组分的浓缩与非吸附相组分的提纯过程之间存在较大差异，使得要同时从炼厂干气获得C2 +与H2产品的PSA工艺必须是分拆几段才能分别获得C2 +与H2，导致流程过长、设备与控制阀门大幅度增加、装置稳定性更差、占地面积更大。此外，炼厂干气中吸附质组分非常复杂，表现在其吸附机理通常为平衡吸附与动力学吸附乃至化学吸附混合型，如CH4与乙烷（C2H6）通常在活性炭及分子筛上以动力学扩散速度为主导的吸附，乙烯、丙烯、丁二烯等烯烃类C2 +组分多为平衡吸附或双键型的化学吸附主导，而丁烷等高沸点烷烃组分常常在不同的吸附剂上的吸附机理完全不同，而且容易发生深度吸附导致解吸困难，CO2的吸附机理在通常的平衡型吸附剂上的吸附机理为平衡吸附，而在碳分子筛上却表现出较强的动力学吸附机理特征，同时，CO2与CH4、CO2与C2H6、CH4与C2H6等组分在吸附剂上会发生共吸附现象等，使得吸附过程变得复杂。这种原料工况的复杂性，目前只有传统的轴向流固定复合吸附剂床层的多段PSA工艺才能较好的应对。如美国UOP公司曾采用吸附剂循环的循环移动床（CMB）变温吸附工艺回收C2 +，同时增设一套轴向流固定床PSA提取H2装置与之配套而实现了C2 +浓度为98%、收率为96~99%与H2纯度为99.99%、收率为86%的回收C2 +与提纯H2过程，但由于吸附剂循环过程中的磨损非常大导致吸附剂使用寿命缩短，并且吸附剂再生是在200℃以上的较高温度下进行的，吸附时是在较低温度下进行的，因而吸附剂循环过程中还因自身存在的温度应力差异导致吸附剂的磨损更加大，消耗更加多，进而，UOP已放弃该工艺。另外，由于炼厂干气中C2 +组分的吸附性都比较强，极容易发生深度吸附导致吸附容易解吸不完全的问题，虽然通过现有技术如全温程变压吸附工艺可以缓解吸附容易解吸再生困难的问题，但始终无法避免，导致吸附剂使用寿命缩短。
发明内容
本发明提出了一种全温程模拟旋转移动变压吸附（Full Temperature rangeSimulated Rotated Moving PSA——FTrSRMPSA）新工艺用于炼厂干气分离与提取H2/C2 +方法，是一种以变压吸附（PSA）为基础，充分利用炼厂干气自带的温度与压力、原料气体中H2与主要吸附质C2 +组分在20~80℃温度范围，以及0.2~4.0MPa压力范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，将置于一多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度机构所构成的中温变压吸附系统，与增压机、真空泵、缓冲罐、脱CO2净化装置及工艺管道组成一个系统，使得流经旋转阀通道及通道进出口端与圆环形旋转托盘上的吸附塔进出口端连接的管道及吸附塔中旋转移动的吸附床层的气体，在不断地通过进出每个吸附塔进出口的位置及每个吸附床层在旋转同时完成各自的吸附与解吸步骤的传质，进而形成了“模拟旋转移动床”的变压吸附过程，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附过程，使得吸附与解吸多步骤的循环操作而高纯度高收率地获得H2与C2 +产品，具体方案如下：
一种炼厂干气分离提取H2/C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附系统，包括一n（6≤n≤40自然整数）个吸附塔的多塔中温变压吸附系统（含驱动机构）、H2产品气（H2PG）/C2 +产品气（C2 +PG）/原料气（F）/置换气（DP）缓冲罐、抽真空解吸气（VD）增压机、真空泵以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n吸附塔”）的中温变压吸附系统，是由n吸附塔均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2（秒/周转）的圆环形旋转托盘上的（n）个吸附塔及相应的驱动机构、m（6≤m≤36自然整数）个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1（秒/周转）旋转的多通道旋转阀，简称“m通道旋转阀”，其m通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔进出口端相连，连接H2产品气（H2PG）/C2 +产品气（C2 +PG）/原料气（F）/置换气（DP）缓冲罐、抽真空解吸气（VD）增压机、真空泵以及相应的物料与工艺管道分别与m通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n吸附塔进出口端相连，其工艺流程为，原料气（F）为含有H2、甲烷（CH4）、CO2、乙烷/乙烯/丙烷/丙烯/丁烷/丁二烯的碳二及碳二以上轻烃类（C2 +）及水的炼厂干气，其典型组分为72%（v/v，以下类同）H2、25%C2 +、1.8%CH4、1%CO2，其它包括水与高烃的杂质组分总计小于等于0.2%，原料气（F）的压力为0.4~0.8MPa、温度为20~80℃，从原料气（F）缓冲罐流出进入中温变压吸附系统中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中温变压吸附，从系统中连接某个吸附塔出口及m通道旋转阀某个通道进口工艺管道及旋转阀出口端连续产出的非吸附相的H2产品气（H2PG），纯度为99.9~99.99%（v/v），收率收率95~98%，进入H2产品气（H2PG）缓冲罐或直接外输，在系统中以顺放气（PP）为冲洗气（P）所进行真空冲洗（VP）步骤而产生的冲洗废气（VPW）作为C2 +产品气（C2 +PG）连续地从系统中连接某个吸附塔出口及m通道旋转阀某个通道进口工艺管道及旋转阀出口端流出C2 +产品气（C2 +PG），纯度为96~98%，进入C2 +产品气（C2 +PG）缓冲罐，同时，在系统中经真空泵抽真空（V）解吸产生的真空解吸气（VD）从系统中连接处于真空解吸（VD）步骤的某个吸附塔出口端及外置管道流出，并经增压机增压至0.4~0.8MPa后再进入变温吸附（TSA）脱除CO2、水与高烃的净化装置净化，净化后的真空解吸气（VD）作为置换气（DP）或/与补充的C2 +产品气（C2 +PG）进入置换气（DP）缓冲罐使用，C2 +产品气（C2 +PG）的收率为95~98%，由此，构成一个完整的以炼厂干气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）分离与净化工艺，从炼厂干气中获得纯度大于等于99.9%、收率大于等于95%的高纯度H2产品气（H2PG）与纯度大于等于96%、收率大于等于95%的C2 +产品气（C2 +PG）。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1与ω2）之间的调控匹配，包括，1）同向同步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，ω1=ω2/≠0，2）同向异步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，或ω1＞ω2/ω1≠0/ω2≠0，或ω1＜ω2/ω1≠0/ω2≠0，或ω1=0/ω2≠0，或ω1≠0/ω2=0，优选的，同向异步的顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，或ω1＜ω2/ω1≠0/ω2≠0，或ω1≠0/ω2=0，与，同向同步的顺时针或逆时针方向的同向旋转，且，ω1=ω2/≠0。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统中的n个吸附塔先后交替经历吸附（A）/置换（DP）-一次均压降（E1D）/顺放（PP）/二次均压降（E2D）-真空解吸（VD）/真空冲洗（VP）-二次均压升（E2R）/等待（-）/一次均压升（E1R）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，顺放（PP）与等待（-）步骤依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中温变压吸附系统中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1、与ω2）之间的调控匹配，以及m通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n吸附塔进行变压吸附循环操作。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的冲洗气（P），或来自系统内的顺放气（PP），或来自系统外的H2产品气（H2PG），通过旋转阀通道（槽道）中一个或多个的开孔实现分批次进行冲洗，开孔数至多为4个，优选的来自系统内的顺放气（PP）作为冲洗气（P）。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的置换气（DP），是来自系统外的C2 +产品气（C2 +PG）与脱CO2净化装置的净化气的混合气体。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的抽真空逆放（D）步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵，或与解吸气（D）流出旋转阀的物流管道相连，或与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门，优选的与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的变压吸附循环操作中的终充气（FR），或来自系统外的原料气（F）或中间气（IG）或H2产品气（H2PG），在H2产品气（H2PG）纯度大于99.99%工况下，优选的采用H2产品气（H2PG）作为终充气（FR）。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的原料气中甲烷浓度大于等于3~5%工况下，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）系统，包括一n（4≤n≤40自然整数）个吸附塔的多塔中温低压变压吸附浓缩系统（含驱动机构）、一n’（4≤n’≤40自然整数）个吸附塔的多塔高压中间气变压吸附提氢系统（含驱动机构）、H2产品气（H2PG）/ C2 +产品气（C2 +PG）/ C2 +浓缩气（C2 +CG）/原料气（F）/中间气（IG）/富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐、中间气（IG）压缩机1/ C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2、C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n吸附塔”）的中温低压变压吸附浓缩系统与n’个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n’吸附塔”）的高压中间气变压吸附提氢系统，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2（秒/周转）的圆环形旋转托盘上的（n+n’）个吸附塔及相应的驱动机构、m（5≤m≤36自然整数）个通道与m’（5≤m’≤36自然整数）个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1与ω1’的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接H2产品气（H2PG）/ C2 +产品气（C2 +PG）/ C2 +浓缩气（C2 +CG）/原料气（F）/中间气（IG）/富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐、中间气（IG）压缩机1/ C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2、C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连，其中，原料气（F）流经中温低压变压吸附浓缩系统中的m通道旋转阀的原料气（F）通道、通道出口段与n吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔进行吸附浓缩C2+，吸附压力为0.4~0.8MPa，吸附温度为20~80℃，从中产生的非吸附相气体为富含甲烷氢的低压中间气（LPIG），经中间气（IG）缓冲罐进一步经中间气（IG）压缩机1压缩至2.0~4.0MPa，形成的高压中间气（HPIG）进入高压中间气变压吸附提氢系统中的m’通道旋转阀的中间气（IG）通道、通道出口段与n’吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔进行中间气提氢，吸附压力为2.0~4.0MPa，吸附温度为20~80℃，从中产生的非吸附相气体为纯度大于等于99.99%的H2产品气（H2PG），从中产生的吸附相气体为富甲烷解吸气（CH4D），进入富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐，作为燃料气输出使用，从低压中温变压吸附浓缩系统经C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵抽真空而流出的C2 +浓缩气（C2 +CG），并经C2 +浓缩气（C2 +CG）缓冲罐与C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2增压至0.4~0.8MPa后，进入到由氢氧化钾溶液为吸收液的脱CO2吸收塔进行脱除CO2净化，经脱CO2吸收塔处理后的C2 +浓缩气（C2 +CG）为C2 +产品气（C2 +PG），纯度大于等于98%。
更进一步的，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的低压中温变压吸附浓缩系统与高压中间气变压吸附提氢系统中的上下两个独立的m与m’通道旋转阀的旋转方向与旋转速度ω1与ω1’的调控方式为同向同步，且，优选的，相应的圆环形旋转托盘的旋转速度ω2=0。
本发明的有益效果是：
（1）通过本发明可将传统的全温程固定复合床层PSA的吸附与解吸循环操作模式模拟变成全温程旋转轮移动床PSA工艺，获得比固定床层或典型的扇形吸附室旋转轮PSA效率更高的产品H2/C2+的纯度与收率，突破了常规与全温程固定吸附床层所具有的“纯度与收率呈反比关系”的技术限制，又大幅度降低了包括旋转轮在内的其它移动床PSA工艺与装备制造复杂性及成本，并从炼厂干气的PSA分离过程中的吸附相与非吸附相中同时高收率地获得高纯度H2产品气与C2 +产品，其中，H2产品气纯度大于等于99.9~99.99%，收率大于等于92~95%，C2 +产品的纯度大于等于96~98%，收率大于等于95~98%。
（2）相较于现有的炼厂干气H2/C2 +回收技术，本发明在获得高纯度、高收率的H2与C2 +产品的同时，大幅度简化了工艺流程、减少了占地面积。
（3）本发明大幅度降低了传统的轴向流固定床PSA或FTrPSA提取H2/C2 +装置的程序控制阀门及调节阀门的数量，大幅度增加了工艺的稳定性的同时，也减少了快轮PSA装置制造的复杂性并能替代国外进口，降低了投资与生产成本。
（4）本发明通过增设高低压的低压中温变压吸附浓缩系统与高压中间气变压吸附提氢系统的m与m’通道旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转方向与旋转速度（ω1/ω1’与ω2）之间的调控匹配，既能得到相同收率下纯度更高的H2与C2 +产品，又能适应于炼厂干气中甲烷含量等经常出现较大的波动工况，操作弹性较大，并无需旋转轮或快轮PSA工艺所需的昂贵的规整式吸附剂，可采用常规的颗粒吸附剂并组成复合吸附剂床层。
附图说明
图1为本发明实施例1流程示意图。
图2为本发明实施例2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，所述的一种炼厂干气分离提取H2/C2 +的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其中，全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由三氧化二铝、硅胶、活性炭、碳分子筛、分子筛混装而成的复合吸附剂的6个轴向流且高径比为3~5的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2= 100~200s的圆环形旋转托盘上的吸附塔（n=6）及相应的驱动机构（驱动圆环形旋转托盘旋转及调控其旋转速度ω2）、有10个通道（m=10）并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1=50~100s）的旋转阀及相应的驱动机构（驱动旋转阀旋转及调控其旋转速度ω1）、真空泵、圆环形旋转托盘吸附塔塔底直接外接真空泵的外置管道、旋转阀与由原料气（F）、H2产品气（H2PG）/C2 +产品气（C2 +PG）、抽真空解吸气（VD）、置换气（DP）/置换废气（DPW）及以原料气为终充气（FR）构成的物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形旋转托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道、产品气（H2PG /C2 +PG）/原料气（F）/置换气（DP）的缓冲罐，以及真空泵抽出的抽真空解吸气（VD）经增压、变温吸附脱CO2净化装置与置换气缓冲罐连接所构成而形成FTrSRMPSA系统，其中，旋转阀旋转速度ω1为50~100s，圆环形旋转托盘旋转速度ω2为100~200s，且两者旋转方向同为逆时针方向，旋转阀中的10个通道的作用分别为，1个开设有2个通孔的通道（m=2与3）供原料气（F），1个开设有2个通孔的通道（m=1）供氢气（H2）产品气（H2PG），1个开设有2个通孔的与真空冲洗废气（VPW）共用通道（m=8）供碳二及碳二以上组分（C2 +）产品气（C2 +PG），1个开设有2个通孔的通道（m=4）供置换气（DP），1个开设有2个通孔的通道（m=5）供置换废气（DPW），1个开设有1个通孔的通道（m=6）作为共用供一次均压降气（E1D）与一次均压升气（E1R），1个开设有1个通孔的共用通道（m=9）为共用供顺放气（PP）作为真空冲洗气（VP）与真空冲洗气（VP），1个通道供逆放气（D）作为解吸气（D），1个开设有2个通孔的共用通道（m=7）供二次均压降气（E2D）与二次均压升气（E2R），1个开设有2个通孔的以原料气（F）或/及置换废气（DPW）作为终充气（FR）共用通道（m=10）的使用，从旋转阀出口端流出的置换废气（DPW）、H2产品气（H2PG）及C2 +产品气（C2 +PG）物料管道分别与原料气（F）、H2产品气（H2PG）及C2 +产品气（C2 +PG）缓冲罐连接，真空泵与从吸附塔流出的抽真空（V）端直接连接的外置管道相连并作为抽真空解吸气（VD）与增压机/压缩机进出口端、变温吸附（TSA）脱CO2净化装置进出口端、置换气（DP）缓冲罐进出口及旋转阀置换气（DP）进口端连接，原料气（F）为含有H2、甲烷（CH4）、CO2、乙烷/乙烯/丙烷/丙烯/丁烷/丁二烯等碳二及碳二以上轻烃类（C2 +）及水等的炼厂干气，其典型组分为， H2:72%、C2 +:25%、CH4:1.8%、CO2:1%，其它杂质包括水、高烃等总计小于等于0.2%，原料气（F）的压力为0.4~0.8MPa、温度为20~80℃，从原料气（F）缓冲罐出口端经连接于旋转阀通道进口通孔物料管道进入旋转阀原料气（F）的物料通道如m=2与3，其中，2通道与3通道是随旋转阀旋转速度ω1与圆环形旋转托盘旋转速度ω2之间的调配而定期间隔切换用作物料通道，保证处于吸附（A）状态的吸附塔1连续地进料与出料，并经该通道2/3的通孔的出口连接于圆环形托盘内置管道及连接于吸附塔1的进口端所形成的工艺管道进入吸附塔1并进行吸附（A）步骤，其中，原料气（F）中的氢气（H2）和少量的平衡甲烷（CH4）作为非吸附相气体，从吸附塔1的出口端流出并经过连接于吸附塔1、圆环形旋转托盘内置管道及旋转阀物料通道（如m=1）通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与H2产品气（H2PG）缓冲罐的H2产品气（H2PG）物料管道流出氢气（H2）纯度为大于等于99.9%（v/v）的H2产品气（H2PG），进入H2产品缓冲罐或直接外输，吸附塔1所吸附的原料气中大量的C2 +组分，和少量的甲烷（CH4）、二氧化碳（CO2）等以及残留在吸附塔内的少量氢气（H2），在吸附塔1的吸附（A）步骤结束后，随着旋转阀与圆环形旋转托盘逆时针方向同步旋转，吸附塔1处于图1中吸附塔2的位置而进入解吸过程的置换（DP）步骤，来自处于抽真空解吸步骤的吸附塔4形成的真空解吸气（VD）经增压至0.4~0.6MPa后进入变温吸附（TSA）脱除CO2、水与高烃的净化装置净化，净化后的真空解吸气（VD）作为置换气（DP）与/或补充的C2 +产品气（C2 +PG）进入置换气（DP）缓冲罐，并从缓冲罐流经旋转阀物料管道（如m=5）及系统内的工艺管道进入吸附塔1进行置换（DP），其置换压力与温度与吸附（A）步骤的吸附（A）压力及温度相同，置换（DP）步骤产生的置换废气（DPW），经连接吸附塔1与旋转阀工艺管道（如m=5）及物料管道进入原料气缓冲罐，与原料气（F）一起作为处于终充（FR）充压步骤的吸附塔3的终充气（FR），结束置换（DP）步骤的吸附塔1及相应的物料通道与工艺通道随旋转阀与圆环形旋转托盘同步旋转至如图1中吸附塔3的位置进入一次均压降（E1D）、顺放（PP）与二次均压降（E2D）步骤，从吸附塔1先进行一次均压降（E1D），所产生的一次均压降（E1D）工艺气体通过流经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=6），与处于一次均压升（E1R）步骤的吸附塔6进行一次均压，结束一次均压降（E1D）步骤后，吸附塔1再进行顺放（PP），产生的顺放气（PP）通过流经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=9）并作为真空冲洗气（VP）对处于结束真空解吸（VD）后的真空冲洗（VP）步骤的吸附塔5进行真空冲洗（P），随后吸附塔1进行二次均压降（E2D）步骤，所产生的二次均压降（E2D）工艺气体通过流经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=7），与经过等待区后处于二次均压升（E2R）步骤的吸附塔6进行二次均压，结束二次均压降（E2D）步骤后，吸附塔1及相应的物料通道与工艺通道随旋转阀与圆环形旋转托盘同步旋转至如图1中吸附塔4的位置进入抽真空解吸（VD）与真空冲洗（VP）步骤，抽真空（V）产生的解吸气（VD）经连接于圆环形旋转托盘吸附塔塔底直接外接真空泵的外置管道进入增压系统至0.4~0.6MPa后再进入变温吸附（TSA）脱除CO2、水与高烃的净化装置净化，净化后的真空解吸气（VD）作为置换气（DP）与/或补充的C2 +产品气（C2 +PG）进入置换气（DP）缓冲罐使用，然后吸附塔1在真空状态下接受来自处于顺放（PP）步骤的吸附塔2流出的顺放气（PP）作为冲洗气（P）并经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=9）进行真空冲洗（VP），产生的冲洗废气（VPW）作为C2 +产品气（C2 +PG）经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀物料/工艺通道（如m=8）进入C2 +产品气（C2 +PG）缓冲罐或输出，C2 +产品气（C2 +PG）浓度为96~98%，结束真空冲洗（VP）步骤的吸附塔1及相应的物料通道与工艺通道随旋转阀与圆环形旋转托盘同步旋转至如图1中吸附塔5的位置进入第二次均压升（E2R）与第一次均压升（E1R）步骤，从吸附塔1先通过等待区接受处于第二次均压降（E2D）步骤的吸附塔2流出的第二次均压降气（E2D）并流经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=7）进行二次均压，结束二次均压升（E2R）步骤后，随后吸附塔1进行一次均压升（E1R）步骤，接受处于一次均压降（E1D）步骤的吸附塔4流出的第一次均压降气（E1D）并流经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=6）进行一次均压，结束一次均压升（E2R）步骤后，吸附塔1及相应的物料通道与工艺通道随旋转阀与圆环形旋转托盘同步旋转至如图1中吸附塔6的位置进入终充（FR）步骤，来自原料气（F）缓冲罐的原料气（F）作为终充气（FR）经连接圆环形旋转托盘内置管道与旋转阀工艺管道及旋转阀共用通道（如m=10）进行终充（FR），使得吸附塔1内的压力达到吸附（A）步骤所需的压力0.4~0.6MPa，由此构成了吸附塔1完整的变压吸附（PSA）闭环式循环操作，即，吸附（A）/置换（DP）-一次均压降（E1D）/顺放（PP）/二次均压降（E2D）-真空解吸（VD）/真空冲洗（VP）-等待区（-）/二次均压升（E2R）/一次均压升（E1R）-终充（FR）步骤，然后该吸附塔1再进入下一个吸附与解吸的闭环式循环操作过程，而相应的进出吸附塔2、3、4、5与6的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1进行的吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由圆环形旋转托盘与旋转阀连续匹配转动切换各个吸附塔的物料或及工艺气体进出位置进行相应的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤，每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤都对应着其它5个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从炼厂干气为原料气中连续地生产出氢气（H2）浓度大于等于99.9%（v/v）的H2产品气（H2PG），收率大于等于95~98%，C2 +产品气（C2 +PG）的浓度大于等于96~98%，收率大于等于95~98%，同时，置换废气（DPW）返回原料气（缓冲罐）作为终充气（FR）、经过净化处理的抽真空解吸气（VD）作为置换气（DP）循环使用，以及真空冲洗废气（VPW）作为C2 +产品气，大幅度减少了能耗与解吸气的排放，实现了在炼厂干气中同时从吸附相与非吸附相气体提取H2与C2 +产品的PSA工艺过程的轴向流固定床层基础上进行的模拟旋转PSA工艺的高纯度与高收率的“双高”。
实施例2
如图2所示，在实施例1基础上，所述的原料气组分为，H2:75%、C2 +:18.5%、CH4:4.5%、CO2:1%，其余杂质浓度总计为1%，其中，甲烷（CH4）浓度超过了3%的工况下，全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）系统，包括4（n=4）个吸附塔的中温低压变压吸附浓缩系统（含驱动机构）、5（n’=5’）个吸附塔的高压中间气变压吸附提氢系统（含驱动机构）、H2产品气（H2PG）/ C2 +产品气（C2 +PG）/ C2 +浓缩气（C2 +CG）/原料气（F）/中间气（IG）/富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐、中间气（IG）压缩机1/ C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2、C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，4个装载有由三氧化二铝、硅胶、活性炭、碳分子筛、分子筛与负载活性组分的分子筛混装而成的复合吸附剂且高径比为3~4的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n吸附塔”，n=1，2，3，4）的中温低压变压吸附浓缩系统与5个装载有由三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛混装而成的复合吸附剂且高径比为4~6的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n’吸附塔”，n’=1’，2’，3’，4’，5’）的高压中间气变压吸附提氢系统，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2为0的不转动的圆环形旋转托盘上的9个吸附塔及相应的驱动机构、7（m=7）个通道与9（m’=9’）个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1=160~380s与ω1’=240~400s的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的旋转阀简称“m通道旋转阀”（m=1，2，3，4，5，6，7），下面的旋转阀简称“m’通道旋转阀”（m’=1’，2’，3’，4’，5’，6’，7’，8’，9’），其7个与9个通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的4个吸附塔/5个吸附塔进出口端相连，连接H2产品气（H2PG）/ C2 +产品气（C2 +PG）/ C2 +浓缩气（C2 +CG）/原料气（F）/中间气（IG）/富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐、中间气（IG）压缩机1/ C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2、C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连，其中，原料气（F）流经中温低压变压吸附浓缩系统中的m通道旋转阀的原料气（F）通道（如m=1）、通道出口段与n吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔（如n=1）进行吸附浓缩C2 +，吸附压力为0.4~0.6MPa，吸附温度为60~70℃，从中产生的非吸附相气体为富含甲烷氢的低压中间气（LPIG），流经7通道旋转阀的某一供中间气流动的通道（如m=2）流出中温低压变压吸附浓缩系统并经中间气（IG）缓冲罐后，进一步经中间气（IG）压缩机1压缩至2.4~2.6MPa，形成的高压中间气（HPIG）再进入高压中间气变压吸附提氢系统中的9（m’=9’）通道旋转阀的中间气（IG）通道（如m’=1’）、通道出口段与n’吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔（如n’=1’）进行中间气变压吸附提氢，吸附压力为2.4~2.6MPa，吸附温度为60~70℃，从中产生的非吸附相气体为纯度大于等于99.99%的H2产品气（H2PG），从中产生的吸附相气体为富甲烷解吸气（CH4D），进入富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐，作为燃料气输出使用，从低压中温变压吸附浓缩系统经C2 +浓缩气（C2 +CG）真空泵抽真空而流出的C2 +浓缩气（C2 +CG），并经C2 +浓缩气（C2 +CG）缓冲罐与C2 +浓缩气（C2 +CG）压缩机2增压至0.4~0.8MPa后，进入到由氢氧化钾溶液为吸收液的脱CO2吸收塔进行脱除CO2净化，经脱CO2吸收塔处理后的C2 +浓缩气（C2 +CG）为C2 +产品气（C2 +PG），纯度大于等于98%，其中，在中高温低压变压吸附浓缩系统中的每个吸附塔均进行了完整的变压吸附（PSA）闭环式循环操作，即，吸附（A）-置换（DP）-均压降（ED）-真空解吸（VD）-均压升（ER）-终充（FR）步骤，置换气（DP）是来自C2 +产品气（C2 +PG），终充气（FR）是来自原料气（F），在吸附塔1（n=1）进行吸附与解吸的闭环式循环操作过程中的每一步骤，相应的进出吸附塔2、3与4的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1进行的吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由7（m=7）通道旋转阀连续匹配转动切换分配给进入4个吸附塔的物料或及工艺气体进出位置进行相应的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤，每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤都对应着其它3个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，此时，圆环形旋转托盘是固定静止的，原料气在中高温低压变压吸附浓缩系统进行浓缩的同时，所产生的低压中间气（LPIG）经过加压而形成的高压中间气（HPIG）进入高压中间气变压吸附提氢系统进行提纯，高压中间气变压吸附提氢系统中的每个吸附塔均进行了完整的变压吸附（PSA）闭环式循环操作，即，吸附（A）-一次均压降（E1D）-二次均压降（E2D）-顺放（PP）-逆放（D）-冲洗（P）-二次均压升（E2R）-一次均压升（E1R）-等待（-）-终充（FR）步骤，顺放气（PP）作为冲洗气（P），冲洗产生的含氢冲洗废气（H2PW）作为低压中间气（LPIG）返回至中间气（IG）缓冲罐循环使用，终充气（FR）来自H2产品气（H2PG），在吸附塔1’（n=1’）进行吸附与解吸的闭环式循环操作过程中的每一步骤，相应的进出吸附塔2’、3’、4’与5’的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1’进行的吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由9（m=9’）通道旋转阀连续匹配转动切换分配给进入5个吸附塔的物料或及工艺气体进出位置进行相应的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤，每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤都对应着其它4个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，此时，圆环形旋转托盘为静止而不转动。
实施例3
如图2所示，在实施例2基础上，在高压中间气变压吸附提氢系统中采用抽真空（V）解吸步骤替代逆放（D）步骤，抽真空（V）形成的富甲烷解吸气（CH4D）从n’（如图中的n’=3’）吸附塔出口端流出并流经与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道且在外置管道上设有真空泵及控制阀门控制流量后进入富甲烷解吸气（CH4D）缓冲罐，最大真空度为-0.08MPa，相应的9（m’=9’）通道旋转阀中原来的逆放气（D）通道（如m’=6’）变为空道，n’吸附塔中的吸附剂解吸完全，得到的H2产品气（H2PG）纯度大于等于99.999%，收率大于等于95%，吸附剂使用寿命进一步延长。
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 (9)
1.一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，简称为“FTrSRMPSA系统”，是包括一自然整数为6～40的n个吸附塔并含驱动机构的多塔中温变压吸附系统、记为“H2PG”的H2产品气/记为“C2 +PG”的C2 +产品气/记为“F”的原料气/记为“DF”置换气的缓冲罐、记为“VD”抽真空解吸气的增压机、真空泵以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔(以下简称“n吸附塔”)的中温变压吸附系统，是由n吸附塔均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2秒/周转的圆环形旋转托盘上的n个吸附塔及相应的驱动机构、自然整数为6～36的m个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1秒/周转的多通道旋转阀，简称“m通道旋转阀”，其m通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔进出口端相连，连接H2PG/C2 +PG/F/DP的缓冲罐、VD的增压机、真空泵以及相应的物料与工艺管道分别与m通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n吸附塔进出口端相连，其工艺流程为，F为含有H2、CH4、CO2、乙烷/乙烯/丙烷/丙烯/丁烷/丁二烯的碳二及碳二以上轻烃类(以下简称“C2 +”)及水的炼厂干气，其典型组分为72％(v/v，以下类同)H2、25％C2 +、1.8％CH4、1％CO2，其它包括水与高烃的杂质组分总计小于等于0.2％，F的压力为0.4～0.8MPa、温度为20～80℃，从F缓冲罐流出进入中温变压吸附系统中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中温变压吸附，从系统中连接某个吸附塔出口及m通道旋转阀某个通道进口工艺管道及旋转阀出口端连续产出的非吸附相的H2PG，纯度为99.9～99.99％，收率95～98％，进入H2PG的缓冲罐或直接外输，在系统中以记为“PP”顺放气，作为记为“VP”抽真空冲洗气而进行的真空冲洗步骤而产生的记为“VPW”冲洗废气，作为C2 +PG连续地从系统中连接某个吸附塔出口及m通道旋转阀一个通道进口工艺管道及旋转阀出口端流出C2 +PG，纯度为96～98％，进入C2 +PG的缓冲罐，同时，在系统中经真空泵抽真空解吸产生的记为“VD”的抽真空解吸气从系统中连接处于真空解吸步骤的一个吸附塔出口端及外置管道流出，并经增压机增压至0.4～0.8MPa后再进入记为“TSA”的变温吸附单元脱除CO2、水与高烃的净化装置净化，净化后的VD作为DP或/与补充的C2 +PG进入DP的缓冲罐使用，C2 +PG的收率为95～98％，由此，构成一个完整的以炼厂干气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与C2 +的记为“FTrSRMPSA系统”的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，从炼厂干气中获得纯度大于等于99.9％、收率大于等于95％的高纯度H2PG与纯度大于等于96％、收率大于等于95％的C2 +PG。
2.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控记为“ω1”的旋转阀旋转速度与记为“ω2”的圆环形旋转托盘旋转速度之间的调控匹配，包括，1)同向同步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，ω1＝ω2并ω1与ω2不为0，2)同向异步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，或ω1＞ω2并ω1与ω2不为0，或ω1＜ω2并ω1与ω2不为0，或ω1＝0/ω2不为0，或ω1不为0/ω2＝0。
3.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统中的n个吸附塔先后交替经历吸附(A)/置换(DP)-一次均压降(E1D)/顺放(PP)/二次均压降(E2D)-真空解吸(VD)/真空冲洗(VP)-二次均压升(E2R)/等待(-)/一次均压升(E1R)-终充(FR)的吸附与解吸循环操作步骤，其中，顺放(PP)与等待(-)步骤依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中温变压吸附系统中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度ω1、与ω2之间的调控匹配，以及m通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n吸附塔进行变压吸附循环操作。
4.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的记为“P”的冲洗气，或来自系统内的顺放PP气，或来自系统外的H2产品气，通过旋转阀通道中一个或多个的开孔实现分批次进行冲洗，开孔数至多为4个。
5.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的置换步骤的DP气，是来自系统外的C2 +产品气与脱CO2净化装置的净化气的混合气体。
6.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的抽真空逆放步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵，或与解吸气流出旋转阀的物流管道相连，或与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门。
7.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统的变压吸附循环操作中的终充气，或来自系统外的F或记为“IG”中间气或H2产品气。
8.如权利要求1所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，在其所述的原料气中甲烷浓度大于等于3～5％工况下，权利要求1中所述的FTrSRMPSA系统组成包括，一自然整数为4～40的n个吸附塔并含驱动机构的多塔中温变压吸附系统、一自然整数为4～40的n’个吸附塔并含驱动机构的多塔高压中间气变压吸附提氢系统、H2PG/C2 +PG/记为“C2 +CG”C2 +浓缩气/F/记为“IG”的中间气/记为“CH4D”富甲烷解吸气缓冲罐、IG压缩机1/C2 +CG压缩机2、C2 +CG真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n吸附塔”)的中温变压吸附系统与n’个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔(简称“n’吸附塔”)的高压中间气变压吸附提氢系统，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2秒/周转的圆环形旋转托盘上的n+n’个吸附塔及相应的驱动机构、自然整数为5～36的m个通道与自然整数为5～36的m’个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1与ω1’的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接H2PG/C2 +PG/C2 +CG/F/IG/CH4D缓冲罐、IG压缩机1/C2 +CG压缩机2、C2 +CG真空泵、脱CO2吸收塔以及相应的物料与工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连，其中，F流经中温变压吸附系统中的m通道旋转阀的F通道、通道出口段与n吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔进行吸附浓缩C2+，吸附压力为0.4～0.8MPa，吸附温度为20～80℃，从中产生的非吸附相气体是记为“LPIG”的富含甲烷氢的低压中间气，经IG缓冲罐进一步经IG压缩机1压缩至2.0～4.0MPa，形成的记为“HPIG”的高压中间气进入高压中间气变压吸附提氢系统中的m’通道旋转阀的IG通道、通道出口段与n’吸附塔进口端连接的圆环形旋转托盘上的内置管道进入系统中处于吸附步骤的某一吸附塔进行中间气提氢，吸附压力为2.0～4.0MPa，吸附温度为20～80℃，从中产生的非吸附相气体为纯度大于等于99.99％的H2PG，从中产生的吸附相气体为CH4D，进入CH4D缓冲罐，作为燃料气输出使用，从中温变压吸附系统经C2 +CG真空泵抽真空而流出的C2 +CG，并经C2 +CG缓冲罐与C2 +CG压缩机2增压至0.4～0.8MPa后，进入到由氢氧化钾溶液为吸收液的脱CO2吸收塔进行脱除CO2净化，经脱CO2吸收塔处理后的C2 +CG是记为“C2 +PG”的C2 +产品气，纯度大于等于98％。
9.如权利要求8所述的一种炼厂干气分离提取H2与C2 +全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中温变压吸附系统与高压中间气变压吸附提氢系统中的上下两个独立的m与m’通道旋转阀的旋转方向与旋转速度ω1与ω1’的调控方式为同向同步。
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