CN114748979A - 一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，涉及气体分离与净化的变压吸附PSA领域，由n个轴向流固定床层并安置在一个以旋转速度ω2的圆环形旋转托盘上的吸附塔、有m个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1旋转的旋转阀、旋转阀与系统外物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道以及相应的驱动圆环形托盘及旋转阀旋转及其调控其旋转速度ω1与ω2的驱动机构、缓冲罐、加热/冷却/换热器及/或真空泵/或增压系统所构成，实现各原料气PSA分离与净化提取产品气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。

Description

一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与 净化方法

技术领域

本发明涉及气体分离与净化的变压吸附PSA领域，更具体的是涉及全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化技术领域。

背景技术

目前，气体分离与净化的PSA方法按照装填于吸附塔中的吸附剂在吸附与解吸循环操作过程中的方式的不同，主要分为吸附剂固定在床层中的固定吸附床(Fixed Bed-FB)、吸附剂在吸附塔中不固定而移动的移动床(Moved Bed-MB)两大类，其中，固定床又分轴向流固定床(AFB)与径向流固定床(RFB)，移动床包括循环床(CMB)、流化床(FMB)、模拟移动床(SMB)、旋转移动床(RMB)等，其中的轴向流固定床(AFB)是最为普遍、成熟与应用最多的PSA气体分离与净化的方法。

PSA轴向流固定吸附床层(FB-PSA)，即，吸附剂固定装载于吸附塔内，物流经过连接管道从吸附塔的底部或顶部进出，物流至上而下或自下而上与固定的吸附剂(固体)进行接触传质。一般FB-PSA工艺至少4个吸附塔串联才能实现有均压的吸附与解吸的循环操作，而进出每个吸附塔的气体，包括原料气、产品气与解吸气等FB-PSA系统外的物料气体，以及包括原料气(F)、顺放(PP)气或/与冲洗(P)气、均压降(ED)气、由逆放(D)气或/与冲洗废气(PW)组成的解吸气(D)、均压升(ER)气以及终充(FR)气等系统内的工艺气体，需要对应的许多控制阀及调节阀进行控制，如物流流量、流经固定床吸附床层的时间、压力等。其主要特征在于：

①设备简单，大多是圆形筒柱状，常为垂直安装，也称其为立式塔，占地面积小，安装方便，吸附剂装填也比较方便。若处理量增加，由于受到立式吸附塔直径或高度的限制，一般只能串联或并联更多的吸附塔，占地面积会增加，吸附剂装填量也随之增加，相应的连接每个吸附塔的程序控制阀门及调节阀门数量同样成倍的增加，投资与成本上升。

②轴向流FB-PSA工艺采用程序控制阀门控制并联在一起的吸附塔管道连通或阻断，从而实现不同时间段内吸附塔的状态实现，达到各自的功能要求；同时，使用调节阀来控制某一时间段管道开启的程度，实现控制气量的时间分配。整个PSA吸附与解吸的循环操作是在设定的时序控制下每个吸附塔所连接的进出管道上对应的一组阀门有效工作得以实现，相对于每个吸附塔而言是吸附与解吸形成一个闭合循环。若有一个或一组阀门发生泄漏、磨损等问题，就会影响到整个PSA循环操作，工艺的稳定性就会下降。这也是为什么程序控制阀门及调节阀门与吸附剂成为FB-PSA工艺最为核心的关键零部件或技术的重要原因之一。

③轴向流FB-PSA工艺能够获得较高纯度的产品气，但其收率因吸附塔内装填的吸附剂较多导致塔内死空间率较高而有所降低，存在着较为明显的“产品纯度越高收率就越低，反之亦然”的“纯度与收率呈反比”关系的矛盾，这是FB-PSA工艺最为明显的缺陷之一，尤其与传统的吸收、萃取或精馏技术相比，在经济效益上有着不利的缺陷，进而限制了其广泛应用。

④轴向流FB-PSA工艺中在保证一定的产品气纯度下可以通过均压次数增加来提高收率，可在一定程度上缓解“纯度与收率呈反比”关系的矛盾，同时也部分地利用了吸附塔内的能量(压能)，降低了综合能耗。但是，提升均压次数必须通过增设吸附塔个数，进而，相应的每个吸附塔的程序控制阀或调节阀也随之上升，不仅增加了投资与成本，而且会导致整个装置的稳定性与可靠性下降。

⑤配套于各个固定床层吸附塔的程序控制阀门的开关切换会导致吸附床层中流动气体的瞬间脉冲，对传质所需的均匀层流或平流的气流分布产生较大的扰动，影响传质效率，开关切换频率越高，扰动就越频繁，传质受影响就越大，尤其是吸附压力较高时的均压、逆放、终充、冲洗或抽真空的解吸时，吸附塔中的每一个解吸步骤的压差不易过大，否则会容易造成气流扰动更加激烈，严重时导致吸附剂粉化而装置。一般通过增加吸附塔或增加相应的程序控制阀及调节阀来缓解压力变化过大造成的问题，但稳定性又会受到影响。

⑥固定床吸附工艺对那些极性较大的吸附质组分工况，非常容易产生因轴向较长的传质路径而产生的深度吸附，导致解吸非常困难，进而会进一步使得吸附剂使用寿命大幅度下降。

⑦固定床吸附工艺可采用装填多种吸附剂形成复合床层来应对含有多种吸附质组分与非吸附组分之间的分离与除杂净化。这是固定床吸附工艺在工业上得以广泛应用的重要原因之一，是固定床吸附工艺的典型性优势。

针对轴向流固定床一些缺点，国内外相继开发了一系列新工艺来应对：

第一，采用全温程变压吸附(FTrPSA)工艺，四川天采科技有限责任公司针对传统的轴向流固定床PSA所存在的一些缺点进行了改进，发明了全温程变压吸附(FTrPSA)分离与净化方法，如申请号CN201610196432.3的“一种全温程变压吸附气体分离提纯与净化的方法”专利，该法一是利用原料气中各组分在不同温度与压力下的物理化学性质，事先找到一个合适的操作温度与操作压力的范围，使得吸附与解吸循环操作过程中的吸附质的吸附与解吸能够达到一种动态平衡，即，在保证吸附有效的前提下能够使得解吸也容易，避免深度吸附(过饱和)；二是通过与其它分离技术耦合，比如与吸附或解吸步骤耦合，也是可以达到有效吸附下解决深度吸附的问题。

第二，采用径向流固定床(RFB)吸附，其阻力降小，并且可以简单增加筒体长度就能适应处理能力增大的需要，尤其适用于低压大气量的装置。但由于径向流固定床的占地面积较大，其气体流动比轴向流固定床要复杂的多，这是由于轴向流吸附塔塔壁是圆弧形，其沿着原料气流动方向的横截面积从开始到直径部位逐渐增至最大随后又变小，导致气体流速也随之发生相应的由大变小再变大的变化，进而，其允许的线速度比轴向流固定床吸附塔的要小许多；此外，当吸附过程中物流(气体)从中心部位进入时，径、轴向比值大，物流气体流经床层时偏流也大，一旦床层不平或气流不均就易造成气流短路，使部分吸附剂颗粒呈流态化，加剧吸附剂的粉化。因而，对配套的径向流固定床吸附塔的气流分布器的设计提出严格的要求，并在现场需要调整，以实现气流的均匀分布。由于气体分布的需要使径向流固定床吸附塔的结构上比轴向流固定床存在较大的非吸附空间，导致产品气的收率明显下降，这对变压吸附来说不是很有利。因而，在需要处理规模较大且产品气的纯度或收率要求不高的工况下，才采用径向流固定床PSA工艺。

第三，为克服包括轴向流或径向流固定床PSA工艺吸附剂装填量多、阻力大、气流分布复杂、控制阀门组件多而装置稳定性降低、产品纯度与收率呈反比关系的矛盾突出等诸多缺点，国内外已相继开发了循环床(CMB)、流化床(FMB)等移动床吸附工艺，以及基于旋转阀替代多组程控阀或调节阀的固定床变压吸附(MPVPSA)、转轮移动床(RWB)、模拟移动床(SMB)等吸附工艺。

①旋转阀与固定床组合(MPVPSA)工艺：申请号CN202110084790.6公开了一种基于多通道旋转阀(MPV)的变压吸附工艺-MPVPSA，主要由若干个轴向流固定床吸附塔及多通道旋转阀及控制系统所构成，其中，多通道旋转阀设置于多个轴向流固定床吸附塔的中央，并与吸附塔的上、下两端分别相连通，用以使吸附塔依次完成吸附、均压升/均压降、以及解吸步骤。该发明最大的优点是将传统的轴向流固定床吸附的多组程控阀或调节阀用一个多通道旋转阀(MPV)替代，既降低了投资与操作成本及占地面积，又增加了工艺的稳定性、可靠性与集成度。然而，该发明也存在着一些明显的缺陷：a)吸附与解吸循环操步骤的限制：由于该发明是基于多通道旋转阀作为工艺气体进出各个固定床吸附塔的分配器，因而，旋转阀通道数的多少直接关系到吸附塔的个数，以及吸附与解吸的步骤数目，以便形成吸附与解吸的连续循环操作，比如6塔、9塔或12塔工艺等，其旋转阀的通道数就得固定为9～12、12～24、24～32通道等。因此，对不同的原料工况，其需要事先固定的选择旋转阀通道数，在操作过程中是无法进行调整；b)多通道旋转阀的通道数是有限的：目前国内外最多的旋转阀通道数是32～40，再多其制造工艺复杂难以实现，因而也限制了吸附与解吸的步骤，包括需要多级分浓度吸附或均压次数多于2次或抽真空或置换解吸或待定区域或顺放或多批次冲洗或变温与变压耦合等多步骤循环操作的变压吸附；c)轴向流固定床变压吸附(FBPSA)的一些主要缺陷仍然存在，如处理量增加导致吸附塔、吸附剂装填量及占地面积增加，使得旋转阀通道数增加及成本增加；吸附塔内死空间率仍然较大，深度吸附导致的解吸困难问题与产品纯度与收率的矛盾仍然无法完全解决等。

②转轮移动床(RWB)吸附：包括循环床(CMB)与流化床(FMB)等典型的移动床(MB)吸附工艺相较于传统的固定床工艺，其最大的优点在于，产品收率与纯度可实现“双高”，其在吸附过程中的传质能够达到理想的“稳态”——在吸附塔内的每一点的传质与时间无关，进而，移动床吸附效率远高于传统的固定床。但这些移动床一般较适合于气体与液体的变温吸附(TSA)分离与净化，包括一些特殊领域如含VOCs气体分离等，很少见到工业规模应用的气体PSA装置。由于其吸附剂的循环或流化移动，导致吸附剂磨损、粉化比较严重，且输送固体吸附剂颗粒的成本较高，成为经典移动床吸附工艺最为麻烦的问题，也大大限制了其的应用；同时也基本放弃了传统固定床吸附工艺的一些优势，包括很难实现变压吸附。为了克服上述循环床及流化床吸附致命缺点，国外业已开发了适合气体分离与净化的转轮移动床吸附的转轮变压吸附(RWPSA)工艺，吸附剂是固定在容器中不作相对的运动，但却是将吸附剂作为一个整体却通过驱动机构的带动作旋转运动，而物流(气体)包括原料气等的进出转轮吸附器的位置是固定的，吸附与解吸的循环操作分别在不同的吸附器中各个吸附扇形室中同时进行的，弥补了经典的移动床吸附工艺吸附剂易损耗、无法适用于PSA分离或净化过程的缺陷，同时相较于传统的固定床PSA工艺，又大幅度降低了吸附剂装填量，提高了吸附效率，产品气纯度高且收率高，突破了固定床PSA纯度与收率呈反比的技术瓶颈。但是，RWPSA工艺也具有明显的限制与缺点：第一，吸附转轮直径及高度(厚度)受到较大限制，导致吸附处理规模不够大，这是由于RWPSA本质上是移动床，要达到类似循环床或流化床等这些典型移动床吸附工艺的“稳态”传质，其轴向传质扩散或径向传质扩散能力必须受到限制。这一特点对固定床层(轴向与径向流)而言却是优点；第二，转轮PSA设备制造复杂，尤其是带有均压的设备更复杂，且均压次数不超过2次，不适合吸附压力较高的工况。目前多为国外公司制造或垄断，成本较高；第三，比较适合于单一吸附质组分的快速吸附与快速解吸且该吸附质组分的吸附机理以动力学吸附为主的工况，比如含VOCs尾气的净化等。当原料气组分复杂，RWPSA工艺中的吸附剂无法形成诸如固定床层中装填多种吸附剂的复合床层来进行处理，尤其易受原料气中水滴和其它易污染的液滴损害；第四，RWPSA工艺与MPVPSA工艺一样受制于多通道旋转阀通道数多少，即，其吸附与解吸步骤有限，无法实现传统固定床变压吸附的多步骤吸附与解吸的循环操作，包括多级分浓度吸附、置换解吸、抽真空解吸、多于2次的多次均压、多冲洗等；第五，RWPSA中的吸附剂在旋转时容易发生因剪切力的存在引起的抛摔，导致工艺物流气体在吸附床层中发生偏流或短流，使得传质效率大打折扣，吸附剂更容易粉化导致吸附剂使用寿命缩短。比如，申请号US09584269公开了这类模块化转轮变压吸附装置，包括旋转阀与吸附一定子和一可转动地连接到定子上的转子(旋转阀组)；定子包括第一定子阀表面、第二定子阀表面、多个通入第一定子阀表面的第一功能腔以及多个通向第二定子阀表面的第二功能腔；转子包括与第一定子阀表面连通的第一转子阀表面，与第二定子阀表面连通的第二转子阀表面，以及多个其中用于接收吸附剂的流动通道。各流动通道包括一对相对端，多个设置在转子阀表面中且与流动通道端部和功能开口连通的孔以使所述各流动通道周期性地呈现高压和低压之间多个不连续压力级，而使流经第一和第二功能腔的气流保持均匀。该专利装置可以构造成流体径向、轴向或相对转子轴线为倾斜圆锥方向流过吸附器部件，为了以高周期频率工作，径向流的优点是向心加速度将与流动通道平行以使浮力驱动的自由对流最稳定，以及粒状吸附剂的离心夹持有均匀的流量分布。该专利存在的缺陷是易受原料气中水滴和其它易污染的液滴损害，以及快速的循环使吸附压力容器、吸附剂承受更大的交变应力、无法实现多步骤的吸附解吸循环操作等。对上述的转轮变压吸附方法中，也常用整体式吸附剂替代粒状颗粒吸附剂，这样可减少吸附剂的交变应力及损失，但也难以解决转轮变压吸附的主要缺陷。

③模拟移动床(SMB)工艺：针对移动床吸附剂易损耗以及其它弊端，国内外相继开发了一种模拟移动床吸附(SMB)工艺，其是模拟连续逆流的循环与流化移动床操作，以克服移动床操作中吸附剂容易损耗、再生能耗高等缺点和困难，其分离的基本原理与移动床相似，只是操作上不同，即吸附剂在吸附床内固定不动，工艺物流是通过增设一种多通道旋转阀(MPV)的旋转来连续不断地改变工艺物流进出吸附塔进出口的位置，以模拟固体吸附剂与工艺物流的逆向对流，以期达到移动床传质的“稳态”效果，由此使得移动床吸附工艺中的吸附剂使用寿命大幅度提升。该工艺非常适合于二种相对吸附分离系数较小且固定床吸附工艺难以处理的二元(两种主要需要分离的组分)液相分离体系，尤其适合手性混合物、同分异构体的分离，比如二甲苯(Xylene)分离与提纯、正构烷分离(分子筛脱腊)及萘系物异构体分离、果糖与葡萄糖(C5/C6)分离等。同样也适合以二种相对吸附分离系数较小且动力学吸附机理为主的气体分离及净化，比如空气分离。然而，SMB工艺依然存在着明显的缺陷，其一，SMB主要用于两组分的液相吸附，气相吸附分离工况应用的很少，这是由于气体分离中要实现类似SMB过程的传质“稳态”，必须限制吸附塔中的轴向或径向扩散。因此，要限制气体组分的扩散几乎不太可能，尤其当气体组分复杂且处理量大时，轴向或径向扩散的程度就越大，既影响了分离效果，也同样的限制了其广泛应用。而对于类似空气分离这种很短的时间内以扩散速度为差异的动力学吸附分离体系，采用SMB工艺是在一定程度上达到类似液相SMB分离效果。不过，到目前为止，工业规模的气体分离SMB装置很少见到；其二，SMB工艺操作中需要对所分离的体系选择合适的吸附剂与解吸剂，吸附剂必须有较高的吸附容量与选择性、对有待分离的物料组分的质量与工艺的安全性、对吸附质吸附-解吸速率快、使用寿命长、操作条件稳定等，并且与SMB工艺配套的通常是蜂窝状或捆绑式的整体吸附剂，国内开发的商业化不多见。而解吸剂必须与吸附剂及物料中各组分相匹配，比如解吸剂D要比二元混合物中吸附质A与B组分的吸附能力略强或介于A、B之间的，才能发生置换或溶解(再生)，同时，对吸附剂选择性无干扰，而本身却又不能被强烈的吸附并容易从抽余物流或抽出物流中分离出来。而其余移动床及固定床吸附工艺无需第三种物质组分解吸剂(气体)引入系统；其三，对原料组分或流量波动的适应能力差，其操作弹性比较小。此外，国内SMB工艺及装置工业化还有待许多硬件和控制问题需要经过研发得以解决，包括SMB吸附塔放大(克服轴向分散)、配套的高效吸附剂与解吸剂的选择以及引进成本的高昂等等。模拟移动床吸附分离领域的专利与改进方法比较多，比如，CN200510074341.4公开了一种改进的模拟移动床分离方法和设备。又如，法国石油公司的专利“改进的模拟移动床分离方法与设备”(申请号CN200510074341.4)，该发明还能使用任何类型的分配和提取塔板和任何类型的解吸剂负载，同时保持高水平的产品纯度。公开了本发明的构思“更多的气体流经吸附塔的进出组合更多，吸附与解析的循环过程可以由更多的步骤组成”，等等，但都无法克服SMB工艺存在着固有缺陷，尤其在气体PSA领域，典型的SMB工艺几乎很难使用。

发明内容

本发明的目的在于：为了解决上述传统的现有轴向流固定床PSA吸附与解吸循环步骤的时序控制是通过许多连接于各个吸附塔之间管道上的控制阀门所造成的各种弊端，以及现有的旋转阀与固定床PSA组合或形成的模拟移动床、旋转及快轮PSA组合的时序控制步骤少、难以实现传质“稳态”、原料适用范围窄、产品纯度与收率矛盾突出等诸多问题，本发明提供一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法。

本发明为了实现上述目的具体采用以下技术方案：一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，包括如下步骤：

步骤1、来自FTrSRMPSA系统外的原料气F进入多通道旋转阀原料气进口，并经旋转阀原料气出口、圆环形托盘内置管道及圆环形托盘上对应的处于吸附状态的一个或多个轴向流固定床吸附塔进口连接的工艺管道，从吸附塔底部进入进行吸附，经过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配，从吸附塔顶部流出的非吸附相气体(正好)经工艺管道进入旋转阀产品气通道，并从旋转阀产品气通道流出形成产品气PG进入产品气缓冲罐后输出；

步骤2、处于吸附状态的吸附塔完成吸附步骤后，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的置换气DP进行置换，或/与吸附结束的吸附塔对另一个或几个处于顺放或均压升状态的吸附塔通过系统内的工艺管道进行顺放或均压降，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的经过换热后的再生载气RC进行再生，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的冲洗气P进行冲洗再生、或/与处于顺放或均压降状态的吸附塔通过系统内的工艺管道进行待定或均压升均压降、或/与通过旋转阀解吸气通道流出解吸气D进入解吸气缓冲罐或排放、或/与来自FTrSRMPSA系统外的产品气PG或原料气F或来自FTrSRMPSA系统内的一种气体作为终充气FR对处于终充状态的吸附塔进行终充而达到处于待吸附状态的吸附塔内的吸附压力后，准备下一轮吸附与解吸再生的循环操作，其中，每一个吸附塔或进行一个步骤或多个步骤且进行每一步骤，均通过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配，使得旋转中的旋转阀中m个通道与圆环形托盘旋转中的n个吸附塔操作中的时序表首尾连接成圆，并完整地形成PSA吸附与解吸过程的操作循环性(所有的物料气体及工艺气体被均匀分布在FTrSRMPSA系统中的旋转阀中m个圆通道与圆环形托盘中内置管道及各个吸附塔内)，并将一个循环周期的变压吸附PSA状态通过旋转的旋转阀(ω1)与接通的相应旋转的圆环形托盘(ω2)上吸附塔分别同时进行吸附与解吸过程中的各个步骤(进出吸附塔的工艺气体位置是通过旋转阀转速(ω1)与吸附塔的托盘转动(ω2)匹配而不断地变化)，使得每个吸附塔均可重复吸附与解吸步骤，相当于每个固定床吸附塔在旋转的同时完成各自的吸附与解吸步骤，进而形成了模拟旋转移动床的变压吸附过程，所形成的模拟旋转移动床的变压吸附过程中的吸附与解吸的闭合循环操作步骤的组合还包括1次分浓度吸附、均压次数1～2次、1～2批次冲洗、1次抽真空、1～2次的加热与冷却换热的变温变压吸附、1次顺放与均压降顺序相互错位、设置1～2个等待区、1次置换解吸步骤，最终获得产品气(PG)的纯度大于等于90～99.9999％，产品气收率大于等于90～99％(且，吸附塔数(m)与相应的旋转阀通道数(n)增加、吸附塔高(半)径比(h/r)减少，以及旋转阀或圆环形旋转托盘旋转速度足够快或旋转周期足够短，其分离与净化的效果无限接近移动床“稳态”传质分离与净化效果)；

上述旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配具体包括：ω1≠0/ω2＝0，ω1＝0/ω2≠0，ω1≠0/ω2≠0，ω1≥ω2或ω1≤ω2，旋转阀转动(ω1)方向，或与吸附塔的托盘转动(ω2)方向相同，或与吸附塔的托盘转动(ω2)方向相反；

FTrSRMPSA系统包括全温程模拟旋转移动床，全温程模拟旋转移动床包括n个装载有一种或多种吸附剂的轴向流固定床层并安置在一个以旋转速度ω2(以s/rad为单位)的圆环形旋转托盘上的吸附塔、有m个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1(以s/rad为单位)旋转的旋转阀、旋转阀与FTrSRMPSA系统外物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道，2≤n≤60的自然整数，4≤m≤40的自然整数，FTrSRMPSA系统还包括相应的驱动圆环形托盘及旋转阀旋转及调控旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2(其旋转速度(ω1与ω2))的驱动机构、缓冲罐、加热/冷却/换热器及/或真空泵/或增压系统，吸附塔进出口与旋转阀进出口连接的管道是通过预设在圆环形托盘的内置管道相连形成工艺管道且与旋转阀通道数m相同，进出FTrSRMPSA系统物料气体的位置是在多通道旋转阀中固定的。

本申请的技术方案中，提出了一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FullTemperature range Simulated Rotated Moving Bed PSA——FTrSRMPSA)新工艺进行气体分离与净化，由n个装载有一种或多种吸附剂的轴向流固定床层并安置在一个以旋转速度ω2的圆环形旋转托盘上的吸附塔、有m个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1旋转的旋转阀、旋转阀与系统外物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道以及相应的驱动圆环形托盘及旋转阀旋转及其调控其旋转速度ω1与ω2的驱动机构、缓冲罐、加热/冷却/换热器及/或真空泵/或增压系统所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，通过ω1/ω2的调配而灵活地实现了多步骤的吸附与解吸循环操作，实现各种原料气PSA分离与净化提取产品气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”；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0.03～5.0MPa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及安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床通过管道连接，通过调控旋转阀转速(ω1)与圆环形托盘旋转速(ω2)，使得流经旋转阀与旋转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，在实现收率与纯度“双高”及避免深度吸附的同时，适用于各种原料气工况及相应存在着不同吸附机理气体体系的处理，克服了现有技术包括传统固定床、循环床、流化床、旋转阀固定床组合、旋转轮吸附以及模拟移动床吸附工艺的缺陷。

进一步的，物料气体包括原料气F、产品气PG、置换气DP、再生载气RC、再生废气RW或/与逆放(D)气或/与冲洗废气PW组成的解吸气(D)，并相应的连接包括加热/冷却/换热器、缓冲罐(器)、增压/抽真空泵、循环泵在内的设备，由旋转阀进出口与吸附塔进出口之间通过圆环形托盘上内置管道连接的工艺管道中工艺气体流动的位置是移动变化的，工艺气体是在FTrSRMPSA系统内流动，包括原料气F、或置换气DP、或/与顺放(PP)气、或/与再生载气RC、或/与冲洗(P)气、或/与均压降(ED)气、或/与再生废气RW或/与逆放(D)气或/与冲洗废气PW组成的解吸气(D)、或/与均压升(ER)气、或/与终充(FR)气及产品气PG。

进一步的，原料气(F)为含有H2、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、N2、O2、惰性气体、碳氢化合物、含氧碳氢化合物、易挥发有机蒸汽(VOCs)、卤化物、含卤素碳氢化合物、水及其它物质的两种组分及以上形成的混合气体，温度范围为-80～200℃，压力范围为0.03～5.0MPa，适用于FTrSRMPSA工艺的分离与净化原料气具体包括，乙醇/异丙醇/乙二醇/丙酮/二甲醚在内的醇酯酮醚共沸有机物及混合物脱水干燥净化与提纯、天然气/甲醇水蒸气转化气脱除二氧化碳(CO2)与提纯氢气(H2)、沼气/垃圾填埋气脱除CO2提纯甲烷(CH4)、天然气脱酸气(含CO2、硫化氢(H2S)及含硫气体)净化、炼厂干气脱碳(CO2)及提取包括乙烯乙烷丙烯丙烷在内的碳二及碳二以上组分(C2+)和H2、燃烧后烟道气CO2的捕集与提纯回收、空气干燥与脱CO2净化、燃料电池尾气脱碳与回收H2/氚(Tr)及氢的同位素、从空气中制取富氧、从空气中制取氮气、从空气中制取纯氧、煤层气分离、氯乙烯(VCM)尾气回收、氯甲烷(CMS)回收、生物医药/电子行业等VOCs尾气净化合格排放、含烃类有机物的低温甲醇洗尾气净化与回收、氮化镓(GaN)化学气相沉积(CVD)制备单晶/多晶及外延芯片尾气分离与回收H2/氨气(NH3)、碳化硅(SiC)化学气相沉积(CVD)制备单晶/多晶及外延芯片尾气分离与回收氯化氢(HCl)/氯硅烷/H2或碳氢化合物(CH4或C2+)、HCl与氟化氢(HF)混合物分离与提纯、从含CO混合气中提取CO、从含H2S的天然气/炼油三顶瓦斯气/炼焦尾气等分离回收H2S、从含C2+石化尾气中分离回收C2+、吸附分离C5/C6、含从银杏叶中提纯槲与黄酮的中草药提取与纯化、含己烯-1/异辛烯分离/木糖/树胶糖醛分离/葡萄糖脱盐及手性物质分离与纯化的精细化工与生物制药分离与纯化、二甲苯(Xylene)分离与提纯、乙苯(EB)催化精馏(CD)、正构烷分离(分子筛脱腊)及萘系物异构体分离、催化精馏加氢脱炔烃、石化VOCs废气处理。

进一步的，由旋转阀进出口与吸附塔进出口之间通过圆环形托盘上内置管道连接的工艺管道的内置管道上，设置多通道阀门，其中，连接于旋转阀通道进出口端为一通，连接于吸附塔进出口端为二通或三通或四通，由此，组成FTrSRMPSA系统的n个吸附塔的n最大取值数为200，对应于m通道旋转阀的m取值范围不变，所形成的“模拟旋转移动床”的变压吸附过程中的吸附与解吸的闭合循环操作的组合步骤多于权利要求1的组合步骤，包括，2次分浓度吸附、均压次数3～4次、3批次冲洗、1～2次抽真空、2次的加热与冷却换热的变温变压吸附、2次顺放与均压降顺序相互错位、设置2个等待区、1～2次置换解吸步骤，使得FTrSRMPSA分离与净化的效果接近移动床“稳态”传质分离与净化效果，最终获得产品气(PG)的纯度大于等于93～99.9999％，产品气收率大于等于93～99％。

进一步的，冲洗气或置换气，或来自顺放气，或来自产品气，或来自FTrSRMPSA系统内的其它工艺气体，通过旋转阀通道(圆环形凹槽)中开设一个或多个的通孔实现多批次冲洗或多批次置换。

进一步的，逆放步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵或/及与从吸附塔流出的解吸气端直接连接的外置管道相连，或/及与流经旋转托盘内置管道的解吸气出口相连，或/及与多通道旋转阀解吸气出口端的物料气体管道相连，解吸气或直接排出，或进入解吸气缓冲罐以备使用或排放。

进一步的，冲洗气或/及置换气能够共用旋转阀通道或/及圆环形托盘中内置管道中的若干通道，其各自共用通道数小于m或/及n，除了冲洗气或/及置换气批次及流量取决于旋转阀通道(圆环形凹槽)开孔数量外，从旋转阀进出口端到达各吸附塔进出口端的所有物料与工艺气体的流量通过圆环形托盘与旋转阀的ω1与ω2调控匹配，或/及圆环形托盘内置管道上的多通道阀门实现控制，取决于原料气类型，旋转阀与圆环形托盘旋转每旋转一周的速度ω1或/及ω2不小于10秒且/或不超过2000秒，旋转阀中的共用通道(圆环形凹槽)开孔数量1～4个。

进一步的，冲洗气或/及置换气用量除了与旋转阀或/及圆环形托盘旋转时间、共用通道及开孔数量有关外，还与从旋转阀与至吸附塔所经工艺管线总体积有关，通常取值为0.1～4.0倍。

进一步的，多通道旋转阀中物料与工艺物流所选择的特定通道，依据原料气的不同以及多通道旋转阀旋转速度ω1与圆环形旋转托盘旋转速度ω2的调配而定，在多通道旋转阀中位于外围或半径较大的通道，多为供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较长的步骤或吸附塔内同时进行多步骤的物料或工艺物流使用，在多通道旋转阀中位于内围或半径较小的通道，多为供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较短的步骤或吸附塔内同时进行至多两个步骤的物料或工艺物流使用，此外，在多通道旋转阀中位于内围或半径较小的通道，通过其相邻两个通道之间的连接跨管上增设开与关的切换装置及增设各自通道上的通孔，供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较长的步骤的物料或工艺物流使用。

进一步的，轴向流固定床吸附塔的高(半)径比(h/r)是受置于旋转阀旋转速度ω1与圆环形托盘旋转速度ω2的调配，同时受制于原料气工况，通常为，在获得相同纯度的产品气(PG)工况下ω1或/及ω2旋转速度越快，高径比取值就越小，取值为1～3，ω1或/及ω2旋转速度越慢，高径比取值就越大而取值3～6，同时，相对分离系数比较大的原料气体系，高径比取值范围为3～5，相对分离系数比较小的原料气体系，高径比取值范围为2～7。

进一步的，安置在圆环形托盘中央的以旋转速度(ω1，s/rad为单位)旋转的多通道旋转阀为2个，或上下或左右安置，其通道数分别为m、m’(两者或相同或不相同)及旋转速度分别为ω1、ω1’(两者或相同或不相同)，安置在圆环形旋转托盘上的轴向流固定床吸附塔数分别对应于n与n’，且所对应的n/n’吸附塔所装填的吸附剂或高径比或相同或不相同，上述参数需依据原料气类别并通过与圆环形旋转托盘旋转速度ω2以及分浓度吸附与解吸循环步骤中相互关联的步骤及共用通道的时序连接循环的匹配，以适用于非吸附相或吸附相的分浓度PSA分离与净化过程。

进一步的，装载于轴向流固定床层吸附塔里的一种或多种吸附剂，或负载催化活性组分的吸附剂，或与催化剂混装的吸附剂，吸附剂及与其混装的催化剂外形包括圆形或圆柱形颗粒堆积式，或蜂窝状及捆绑式规整吸附剂或与催化剂混装的吸附剂，吸附剂或催化剂支撑材料为，或三氧化二铝、或硅胶，或活性炭、或分子筛，或碳分子筛，或碳纤维，或碳纳米管，或多孔高分子吸附剂、或负载包括金属及金属氧化物活性组分的吸附剂，或高分子有机物或碳纤维或以硅酸盐纤维为基材制成的规整式复合吸附剂或与催化剂混装的复合吸附剂的一种或多种组成。

进一步的，原料为液体，包括乙醇/异丙醇/乙二醇/丙酮/二甲醚的醇酯酮醚共沸有机物及混合液体、苯/乙苯/二甲苯/萘/PTA/高烃混合液、液相C5/C6混合物、手性混合物液体以及含VOCs有机废水的分离与净化。

本发明的有益效果如下：

1.通过本发明，可以将传统的轴向流固定床层PSA吸附塔的吸附与解吸循环操作模式模拟变成旋转轮移动床PSA工艺，获得比包括传统的轴向流固定床层工艺、新型轴向流固定床全温程变压吸附(FTrPSA)工艺、新型旋转阀与轴向流固定床组合(MPVPSA)工艺等固定床PSA工艺效率更高的产品气的纯度与收率，突破了固定床PSA工艺所具有的“纯度与收率呈反比关系”的技术限制，同时又克服了典型的循环床、流化床、模拟移动床(SMB)以及转轮PSA等移动床所具有的不易变压操作、吸附剂使用寿命短、仅适用原料组分与吸附剂单一、吸附与解吸步骤过少等缺陷；

2.本发明将传统的轴向流固定床PSA工艺通过旋转阀旋转速度ω1与圆环形托盘旋转速度ω2的调配，使得固定床PSA工艺的吸附与解吸的循环操作步骤大大地扩大，实现了包括多次分浓度吸附、多次均压、多批次冲洗、多次抽真空、多次加热与冷却换热的变温变压吸附、多次顺放与均压降顺序相互错位、设置多个等待区、多次置换解吸等且现有技术无法获得的吸附与解吸循环操作的多个步骤，使得FTrSRMPSA分离与净化的效果接近移动床“稳态”传质分离与净化效果，最终获得产品气的纯度大于等于97～99.9999％，产品气收率大于等于93～99％；

3.本发明通过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2的调配，可以满足在诸如ω1＝0而ω2≠0时的常规旋转移动床PSA操作过程，或ω1≠0而ω2＝0的旋转阀与固定床PSA组合操作过程，或ω1＝ω2的快轮移动床PSA操作过程等，使得本发明能够灵活地加以调节适合于各种原料气的分离与提纯；

4.本发明根据原料气工况，通过调节旋转阀及圆环形旋转托盘的旋转速度ω1与ω2的匹配，对吸附塔的高径比进行调整与设计，使得轴向流固定床中的径向扩散几乎不存在，而轴向流扩散随着ω2的加快以及高径比的减少，其影响越来越小，进而使得吸附塔内的传质过程更加趋近循环床为代表的移动床所具有的“稳态”效应，产品的纯度与收率更趋向于“双高”；

5.本发明通过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2的调配、旋转阀圆环形通道中开设通孔及工艺气体共用通道等措施，打破了旋转阀制造过程中通道数受到限制的缺陷，使得本发明的吸附与解吸循环操作的步骤增加，进一步提升了传质效率，获得高纯度与高收率的“双高”产品；

6.本发明在传统的固定床PSA工艺基础上进行了模拟旋转PSA操作，既保持了吸附剂可形成复合床层且固定而不易损耗及吸附塔中所特有的轴向扩散传质优势，又克服了传统固定床PSA阀门组过多导致的操作成本过高、稳定性较差、产品气的收率与纯度之间的矛盾突出等缺点，以及包括常规或快轮的转轮移动床PSA工艺装置过于复杂、吸附剂单一、操作弹性小且不适合复杂原料气分离工况的缺陷，吸附与解吸的循环操作，包括原料气类型、流量、操作压力变化(变压)等均可以方便的通过驱动力调节旋转阀与圆环形托盘的转速及周期大小来控制吸附与解吸的循环操作过程，工艺稳定性大幅度提高；

7.本发明所适用的原料气工况非常广泛，通过对固定床PSA工艺进行模拟转轮移动床PSA工艺，结合了固定床与移动床的操作分离方法，进而大幅度拓展了应用范围，包括平衡吸附、动力学吸附或筛分等吸附机理的吸附分离过程，如有机共沸物干燥净化、CO2/CO与H2分离与提取、乙烷/乙烯等C2+轻烃与H2/甲烷分离与提取、C3/C4/C5分离、空分、VOCs脱除、沼气浓缩、半导体尾气有效组分提取与回收等等；

8.本发明也同样适用于一些传统模拟移动床(SMB)分离方法所适用的液相分离工况，即，通过选择合理的解吸剂或置换剂或冲洗剂，形成了多塔分级的模拟移动床(MT-SMB)操作模式，包括液相乙醇/异丙醇脱水净化、液相C5/C6分离等。

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；

图3为本发明实施例3流程示意图；

图4为本发明实施例4流程示意图；

图5为本发明实施例5流程示意图；

图6为本发明实施例6流程示意图；

图7为本发明实施例7流程示意图；

图8为本发明实施例8流程示意图；

图9为本发明实施例9流程示意图；

图10为本发明实施例10流程示意图；

图11为本发明实施例11流程示意图。

具体实施方式

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，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、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和示出的本发明实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。

因此，以下对在附图中提供的本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

实施例1

如图1所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种硅酸盐纤维为基材制成的规整式复合吸附剂的4个轴向流且高径比为2～3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＝4)及相应的圆环形旋转托盘旋转及调控其旋转速度(ω2)驱动机构、有9个通道(m＝9)并安置在圆环形旋转托盘中央的以旋转速度为ω1＝200～400s的旋转阀及相应的9通道旋转阀旋转及调控其旋转速度(ω1)机构、旋转阀与系统外由原料气(F)、抽真空(V)解吸气(D)与以原料气为终充气(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(PG)/原料气(F)缓冲罐、冷凝抽真空器、圆环形旋转托盘吸附塔塔底直接外接冷凝抽真空器的外置管道，以及冷凝抽真空器不凝气体出口端与原料气(F)缓冲罐连接的管道所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，9通道旋转阀中8个通道(圆环形凹槽)设置有2个通孔，9个通道的作用分别为，2个通道供原料气(F)、1个通道供产品气(PG)、2个通道作为共用通道供均压降气(ED)与均压升气(ER)、2个通道为共用通道供顺放气(PP)作为冲洗气(P)与真空冲洗(VP)、1个通道且仅开设1个通孔供真空冲洗废气(VPW)作为解吸气(D)，以及1个通道为共用通道供原料气(F)作为终充气(FR)使用，原料气(F)缓冲罐与旋转阀的原料气(F)及其为终充气(FR)进口端连接的物料管道，从旋转阀出口端流出的产品气(PG)物料管道分别与原料气(F)及产品气(PG)缓冲罐连接，冷凝抽真空器与从吸附塔流出的抽真空气(V)端直接连接的外置管道相连并作为解吸气(D)连接，冷凝抽真空器不凝气出口与系统外的原料气(F)管道连接，旋转阀旋转方向与圆环形托盘旋转方向相同为逆时针方向，圆环形旋转托盘上显示的4圆环形循环操作周期(PSA时序)表代表了4个轴向流固定床吸附塔的吸附与解吸的循环操作步骤，其中，内环上代表吸附塔1(n＝1)的循环操作步骤，即，吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-抽真空(V)/真空冲洗(VP)-均压升(ER)/终充(FR)，以此往外的圆环分别代表吸附塔2(n＝2)、吸附塔3(n＝3)与吸附塔4(n＝4)分别所对应的吸附与解吸的循环操作步骤为，均压升(ER)/终充(FR)-吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-抽真空(V)/真空冲洗(VP)，抽真空(V)/真空冲洗(VP)-均压升(ED)/终充(FR)-吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)，以及均压降(ED)/顺放(PP)、抽真空(V)/真空冲洗(VP)-均压升(ER)/终充(FR)-吸附(A)，由此构成了FTrSRMPSA系统及系统中每个吸附塔的吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-抽真空(V)/真空冲洗(VP)-均压升(ER)/终充(FR)的吸附与解吸的循环操作步骤，乙醇浓度为98％(w/w)、水和其它少量杂质的含量为2％(w/w)的工业乙醇液体，经气化过热后温度为110～130℃、压力为0.2～0.3MPa的工业乙醇蒸汽作为原料气，从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＝1与2，其中，1通道与2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1/2的通孔的出口连接于圆环形旋转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并进行选择性的吸附(A)步骤，即，如图1所示的吸附塔1(n＝1)的位置及相对应的圆环形旋转托盘内环上标识的时序表中的A区域(块)，其中，乙醇蒸汽中的乙醇作为非吸附相气体，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＝9)通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与产品缓冲罐的产品气(PG)物料管道流出乙醇纯度大于等于99.9％的高纯度无水乙醇产品气(PG)，进入产品缓冲罐或直接外输，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向旋转，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旋转至如图1中吸附塔2的位置以及所对应的圆环形旋转托盘内环上标识的时序表中的ED和PP区域(块)而进入均压降(ED)与顺放(PP)步骤：吸附塔1先进行均压降(ED)，所产生的均压降(ED)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＝3/4)，与处于均压升(ER)步骤的吸附塔3进行均压，然后，吸附塔1再进行顺放(PP)步骤，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＝5/6)并作为冲洗气(P)对处于真空冲洗(VP)步骤的吸附塔4进行冲洗(P)，在吸附塔1的均压降(ED)/顺放(PP)操作步骤结束后，随着旋转阀与圆环形旋转托盘逆时针方向同向旋转，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旋转至如图1中吸附塔3的位置以及所对应的圆环形旋转托盘内环上标识的时序表中的V和VP区域(块)而进入抽真空(V)解吸与真空冲洗(VP)步骤：吸附塔1先进行抽真空(V)解吸，从吸附塔流出的抽真空解吸气(D)经冷凝抽真空器与从吸附塔1流出的抽真空(V)解吸气(D)端直接连接的外置管道相连的工艺及物料管道流经冷凝抽真空器，形成的液体水排出，形成的不凝气体经其出口与系统外的原料气(F)管道相连的物料管道返回至原料气(F)中循环使用，然后吸附塔1在处于真空状态下进行冲洗(VP)，冲洗气(P)采用来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2流出的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＝5/6)的顺放气(PP)，在吸附塔1的抽真空(V)/真空冲洗(VP)操作步骤结束后，随着旋转阀与圆环形旋转托盘逆时针方向同向旋转，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旋转至如图1中吸附塔4的位置以及所对应的圆环形旋转托盘内环上标识的时序表中的ER和FR区域(块)而进入均压升(ER)与终充(FR)步骤：吸附塔1先接受来自处于均压降(ED)步骤的吸附塔3的均压降气(ED)进行均压升(ER)，使得吸附塔1的压力从常压升至0.01～0.015MPa，相对应的进行均压降(ED)步骤的吸附塔3中的压力从0.02～0.03MPa降至相同的0.01～0.015MPa，然后，吸附塔1再进行终充(FR)步骤，终充气(FR)为来自原料气(F)缓冲罐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物料通道(如m＝7)的原料气(F)，进入吸附塔1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0.02～0.03MPa，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)-均压降(ED)/顺放(PP)-抽真空(V)/真空冲洗(VP)-均压升(ER)/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与4的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1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，由此，从浓度为98％的乙醇蒸汽为原料气中连续地生产出乙醇纯度大于等于99.9％的高纯度无水乙醇产品气(PG)，产品气收率大于等于96～98％，同时，真空冲洗废气(VPW)与抽真空(V)所形成的解吸气(D)经冷凝抽空器处理排出的不凝气体返回作为原料气(F)循环使用，大幅度减少了能耗与解吸气的排放，实现了在乙醇蒸汽VPSA脱水制取无水乙醇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”。

本实施例原料气属于乙醇-水相对分离系数小于2的工况，其吸附机理以乙醇和水的相对分子动力学直径大小为基础的筛分机理，采用传统的轴向流固定床工艺进行吸附深度脱水，其无水乙醇产品的“纯度与收率成反比”的矛盾非常突出，在达到相同的纯度条件下的乙醇收率仅为70％左右。采用现有的其它工艺，包括旋转阀与不移动的固定床组合、快速转轮PSA或TSA等工艺，虽然收率有所提高，但由于解吸步骤太少而再生不完全，无法与吸附进行循环匹配，吸附时间过短，其处理能力受到限制，且吸附剂使用效率低下，产品纯度受到很大影响；吸附时间过长容易产生深度吸附导致解吸再生更加困难，进而产品纯度会随工艺或装置的运转周期增加而下降，吸附剂使用寿命缩短。

实施例2

如图2所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由碳分子筛/13X混装而成的复合吸附剂的6个轴向流且高径比小于3～4的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝10～100s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝6)及相应的驱动机构、有6个通道(m＝6)并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1＝ω2(10～100s)的旋转阀、旋转阀与系统外由原料气(F)、产品气(PG)、解吸气(D)、置换气(DP)及终充气(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，以及产品气/解吸气的缓冲罐所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，旋转阀旋转速度ω1与圆环形旋转托盘旋转速度ω2相等且旋转方向同为顺时针方向，旋转阀中的6个通道的作用分别为，5个通道分别供原料气(F)、产品气(PG)、置换气(DP)、由逆放(D)产生的解吸气(D)及由置换废气(DPW)及原料气(F)为终充气(FR)流通的物料通道，其中的解吸气(D)通道(如m＝5)开设有2个通孔供逆放气(D)与冲洗废气(PW)流通以及终充气(FR)通道(如m＝6)开设有2个通孔供置换(DP)步骤产生的置换废气(DPW)与以原料气(F)作为终充气(RF)的共用工艺通道，1个顺放气(PP)作为冲洗气(P)的工艺通道，从旋转阀出口端流出的产品气(PG)及解吸气(D)物料管道分别与产品气(PG)/解吸气(D)缓冲罐连接，原料气为来自沼气或垃圾填埋气或含有20～50％(v/v)浓度二氧化碳(CO2)的天然气或炼化尾气(以下统称为“沼气”)并经变温吸附或其它预处理脱除其中的少量芳烃、脂肪烃及硫化物等杂质组分的净化沼气，其典型组分为甲烷(CH4)浓度50～70％(v/v)及二氧化碳(CO2)浓度30～50％，经压缩及换热后的压力为2～3MPa，温度为10～30℃，从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＝1)，并经该通道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，从吸附塔1的出口端流出非吸附相气体组成的中间气，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＝2)通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与产品缓冲罐的产品气(PG)物料管道流出甲烷(CH4)纯度大于等于97～99％(v/v)的产品气(PG)，产品气压力为2～3MPa，温度为10～30℃，进入产品缓冲罐或直接外输，吸附(A)步骤结束后，随着旋转阀与圆环形旋转托盘顺时针方向同步旋转，吸附塔1进入置换(DP)步骤，即图2中位于吸附塔2的位置，由常压的解吸气(D)经系统外压缩机压缩增压至吸附压力的含高纯度二氧化碳(CO2)的解吸气(D)作为置换气(DP)通过旋转阀物料管道(如m＝3)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)作为处于终充(FR)步骤的吸附塔5的充压气体，经连接吸附塔5与旋转阀物料管道(如m＝6)及系统内的工艺管道进入吸附塔5进行第一次终充(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2中吸附塔3的位置进入顺放(PP)与逆放(D)步骤，从吸附塔1先进行顺放(PP)，其产生的顺放气(PP)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通道(如m＝4)，作为处于冲洗(P)步骤的吸附塔4的冲洗气(P)进行冲洗，随后从吸附塔1进行逆放(D)，其产生的逆放气(D)作为解吸气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通道(如m＝5)排出旋转阀并进入解吸气缓冲罐，解吸气中CO2浓度高达97％以上并作为副产品输出，结束顺放(PP)/逆放(D)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2中吸附塔4的位置进入冲洗(P)步骤，来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔3的顺放气(PP)作为冲洗气(P)对处于冲洗(P)步骤的吸附塔1进行冲洗(P)，其产生的冲洗废气(PW)作为解吸气(D)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通道(如m＝5)排出旋转阀并进入解吸气缓冲罐，结束冲洗(P)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2中吸附塔5的位置进入充压的终充(FR)步骤，此前来自处于置换步骤的吸附塔2产生的置换废气(DPW)作为第一次终充气(FR)，而原料气(F)作为终充气(FR)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通道(如m＝6)进入吸附塔1进行第二次充压，使得吸附塔1达到吸附(A)步骤所需的压力2～3MPa，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)-顺放(PP)/逆放(D)-冲洗(P)-终充(FR)步骤，然后该吸附塔1再进入下一个反应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与5的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1反应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同步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4个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从甲烷(CH4)浓度50～70％(v/v)及二氧化碳(CO2)浓度30～50％的净化沼气为原料气直接连续地生产出甲烷纯度大于等于97～99％(v/v)的产品气(PG)，产品气压力为2～3MPa，温度为10～30℃，产品气收率大于等于95～98％，同时可副产纯度大于等于97％的CO2副产物，实现了在净化沼气浓缩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”。

净化沼气中主要成分甲烷(CH4)与二氧化碳(CO2)的相对吸附分离系数比较大，但由于在传统的平衡吸附机理进行PSA操作，甲烷与CO2容易发生共吸附现象，加之传统轴向流固定床层固有的死空间率，导致吸附与解吸的矛盾非常突出，其甲烷收率比较低。而通过采用一些特殊的碳分子筛，比如CMSN2，虽然可以将净化沼气的吸附机理转为速度性吸附为主，即，利用CH4与CO2在CMSN2吸附剂上的扩散速度的快慢而首先保证CO2被完全吸附，但由于轴向流固定床层中的传质路径比较长，吸附时间也相对较长，加之存在着一定的死空间率，共吸附不能完全避免，导致产品气的纯度与收率之间呈现的反比现象无法避免，无法实现真正的“双高”。采用如申请号US09584269专利技术或申请号为CN202110084790.6公开的一种基于多通道旋转阀(MPV)的变压吸附工艺-MPVPSA，其核心也是旋转阀为核心组件的快速变压吸附，但其因只是通过多通道旋转阀作为气流分配器而定期切换气体进出吸附塔的位置，吸附床层仍属于固定床模式，产品气的纯度与收率之间的矛盾没有解决，进而无法获得真正的“双高”。即使吸附剂(塔)设置在旋转阀可旋转的上阀(盘)(也叫“转盘”)与不可旋转的下阀(盘)(也称“定盘”)，也仅仅是节省了装置的空间，但仍未完全解决产品气的纯度与收率之间的矛盾，相反，使得装置制造变得更为复杂。而本案例所采用的FTrSRMPSA工艺，主要是移动床形式，随着旋转阀与圆环形旋转托盘上的吸附塔同步同方向快速旋转，气体在吸附塔进行快速的传质分离，既保持了轴向流固定床足够的传质路径实现快速吸附CO2而避免CH4被共吸附，又经过快速旋转使得解吸各个步骤快速的完成并与吸附时间正好匹配，进而完成快速吸附与快速解吸的循环过程，同时，采用含高纯度CO2的解吸气、顺放气，以及置换废气/原料气作为置换气、冲洗气及终充气进行置换、冲洗与充压是现有技术无法实现的：首先，充分利用置换步骤中的置换气中CO2浓度高且吸附力强于CH4而把共吸附的甲烷及死空间里的甲烷都置换出来，使得吸附塔气相中的甲烷浓度大幅度增加，进而为接下来的顺放气作为冲洗气提供了其足够的甲烷浓度而接近产品气的纯度，节省了产品气的消耗与解吸气的排放；其次，采用顺放气进行冲洗，也大大节省了采用产品气作为冲洗气的传统方法所导致的产品气消耗；其三，利用置换废气接近原料气组成与压力而作为与原料气相同作用的终充气，置换废气中有效组分甲烷及终充所需的压力都得到了回收利用，极大地提高了产品收率与降低了能耗的同时，通过终充步骤实现了预吸附的作用，为吸附步骤快速地进行提供了基础。由此，本案例的FTrSRMPSA工艺用于净化沼气浓缩，使得能够进一步既可通过多个快速解吸步骤来保证了实现产品气的真正“双高”，又减少了置换废气与逆放气的排出与系统的能耗。

实施例3

如图3所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由铁系中温变换催化剂与锂碳分子筛/活性炭混合吸附剂并按1:1比例间隔堆积组成的混装催化剂/吸附剂的4个轴向流且高径比为2～3的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝200～300s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝4)及相应的驱动机构、有5个通道(m＝5)并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1＝0s的旋转阀、旋转阀与系统外由原料气、解吸气与冲洗气构成的物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道，以及产品气/解吸气/或冲洗气的缓冲罐、换热器、冷凝器所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，旋转阀旋转速度为0，圆环形旋转托盘旋转速度为200～300s且旋转方向为顺时针方向，旋转阀中的5个通道的作用分别为，4个通道分别供原料气(F)、产品气(PG)、冲洗气(P)与由逆放(D)及/或冲洗废气(PW)组成的解吸气(D)流通的物料通道，其中的冲洗通道(如m＝3)开设有2个通孔供顺放(PP)气作为冲洗气与新鲜冲洗气流通的共用工艺通道，其中的解吸气(D)通道(如m＝4)开设有2个通孔供逆放气与冲洗废气流通的共用工艺通道，1个原料气作为充压气的工艺通道，系统外的原料气物料管道与旋转阀进口端之间设有一个换热或过热器，在圆环形旋转托盘内置管道外设置有内置换热器，由逆放气与冲洗废气组成的解吸气(D)流出旋转阀的物料管道与解吸气缓冲罐及冷凝器连接，从旋转阀出口端流出的产品气(PG)物料管道与产品气缓冲罐连接，原料气为来自天然气或沼气或煤或石油或炼化干气经水蒸气重整所获得的含氢变换气，其典型组分为氢气(H2)浓度40～80％(v/v)，一氧化碳(CO)浓度10～30％与水蒸气10～30％，经风机增压与过热器过热后的压力为0.1～0.2MPa，温度为300～400℃，从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＝1)，并经该通道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，并进行变换反应(CR)与吸附(A)的反应吸附(CR-A)步骤，从吸附塔1的出口端流出非吸附相气体组成的中间气，经过连接于吸附塔1、圆环形托盘内置管道及旋转阀物料通道(如m＝2)通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与产品缓冲罐的产品气(PG)物料管道流出氢气(H2)纯度大于等于99.999％(v/v)的产品气(PG)，进入产品缓冲罐或直接外输，反应吸附(CR-A)步骤结束后，随着圆环形旋转托盘顺时针方向的旋转(此时旋转阀不旋转)，吸附塔1进入顺放(PP)与逆放(D)的操作步骤，其顺放气体作为第一次冲洗气通过旋转阀工艺通道(如m＝3)流入另一个处于冲洗操作步骤的吸附塔3进行冲洗，该吸附塔接着进行逆放操作步骤，其逆放气体作为解吸气经旋转阀物料通道(如m＝4)排出并经解吸气缓冲罐与冷凝器冷凝后，液体为水排出并经处理后作为冲洗气循环使用，不凝气体为高纯度的CO2气体，作为副产物输出，结束顺放与逆放的吸附塔1进入冲洗步骤，来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2流出的顺放气作为第一次冲洗气进行冲洗(P)，然后再通入过热的水蒸气进行第二次冲洗(P)，所形成的冲洗废气(PW)作为解吸气(D)经圆环形旋转托盘内置换热器换热冷却并经旋转阀解吸气物料通道以及解吸气缓冲罐和冷凝器，冷凝水经处理后作为冲洗气，或补充原料气中的水蒸气，或直接作为系统内或外的换热器介质，不凝气体作为副产品CO2输出，结束冲洗的吸附塔1进入以原料气作为终充气经旋转阀物料管道(如m＝5)进行充压(FR)，使得吸附塔1达到反应吸附(CR-A)步骤所需的压力0.1～0.2MPa，由此构成了吸附塔1完整的反应变压变温吸附(PTSA)闭环式循环操作，即，反应吸附(CR-A)-顺放(PP)/逆放(D)-两次冲洗(P)-充压(FR)步骤，然后该吸附塔1再进入下一个反应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与4的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1反应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连续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反应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，由此，从氢气(H2)浓度为40～80％(v/v)，一氧化碳(CO)浓度为10～30％以及水蒸气含量10～30％的变换气为原料气直接连续地生产出氢气纯度大于等于99.999％的高纯度氢气(H2)产品气，其收率大于等于92～95％，实现了在吸附增强反应(SERP)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”。

传统的由变换气为原料制备高纯氢方法是变换气首先经过一个独立的变换反应(器)进行中温或低温变换反应而生成H2和CO2为主要组分的转化气，再利用一段或二段轴向流固定床PSA提氢或一段有机胺溶剂吸收脱除CO2与一段轴向流固定床PSA提氢工艺而获得H2产品，流程长，H2产品纯度与收率的矛盾突出，投资、能耗与操作成本高，占地面积大。采用FTrSRMPSA工艺，将传统的变换反应与PSA分离提纯H2的两个上下游过程耦合在一起，即，通过在一个处于反应吸附步骤的反应吸附塔中催化剂上进行变换反应的同时，所产生的CO2不断地被反应吸附塔中的吸附剂所吸附，而原料气中所含有的H2与变换反应生成的H2不被吸附，进而作为非吸附相气体从反应吸附塔逸出，伴随着CO2连续地被吸附、H2连续地逸出，变换反应就不断地朝着有利于生成H2与CO2方向进行，直至吸附剂吸附CO2达到饱和后进入解吸周期，与此同时，另一个处于反应吸附步骤的反应吸附塔继续进行连续地产出H2产品气后转入解吸周期的同时，第三个反应吸附塔也开始接上产出H2并在结束反应吸附步骤后转入解吸周期的同时，第四个反应吸附塔也如同前三个反应吸附塔循环过程而接上产出H2产品气并在结束反应吸附步骤后转入解吸周期的同时，第一个反应吸附塔已结束了解吸周期而又重新开始反应吸附步骤，如此循环，H2就不断地连续产出，从而实现了目前在吸附技术领域中最具创新性的一种工艺—吸附增强反应工艺(SERP—SorptionEnhanced Reaction Process)，由此节省了一个单独的变换反应(器)过程，大幅度降低了设备成本及能耗。本实施例的装备可小型化，原料气的处理量最小可为50～100Nm3/h，所产生的氢气可直接应用于氢燃料电池领域的现场充氢/加氢站。

实施例4

如图4所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由活性三氧化二铝、硅胶、活性炭与分子筛组成的复合吸附剂的5个轴向流且高径比为4～6的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝0s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝5)及相应的驱动机构、有7个通道(m＝7)并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1＝400～800s的旋转阀及相应的驱动机构、旋转阀与系统外由原料气、解吸气与冲洗气构成的物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道，以及产品气/解吸气/或冲洗气的缓冲罐所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，圆环形旋转托盘旋转速度为0，旋转阀旋转方向为逆时针方向，7通道旋转阀的通道作用分别为，3个通道分别供原料气(F)、产品气(PG)与由逆放及/或冲洗废气组成的解吸气(D)流通的物料通道，1个开设有2个通孔供两次均压-均压降与均压升(E1D/E1R及E2D/E2R)气体流通的工艺通道，1个开设有2个通孔供顺放(PP)气体流通的工艺通道，1个开设有2个通孔供冲洗(P)气体流通的物料通道，以及1个开设有4个通孔的待定区(-)使用的工艺通道，原料气为来自天然气或甲醇或沼气或煤或石油或炼化干气经水蒸气重整变换所获得的含氢转化气，其典型组分为氢气(H2)浓度50～80％(v/v)，二氧化碳(CO2)浓度15～45％，一氧化碳(CO)、水及/或甲烷/甲醇/碳氢化合物等其它杂质浓度共计5％，温度为20～60℃，压力为0.6～5.0MPa，从系统外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＝1)，并经该通道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，从吸附塔1的出口端流出非吸附相气体组成的中间气，经过连接于吸附塔1、圆环形托盘内置管道及旋转阀物料通道(如m＝2)通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与产品缓冲罐的产品气(PG)物料管道流出氢气(H2)纯度大于等于99.9％(v/v)的产品气(PG)，进入产品缓冲罐或直接外输，吸附(A)结束后，随着旋转阀逆时针方向的旋转(此时圆环形旋转托盘不旋转)，吸附塔1进入第一次均压降(E1D)操作步骤，其均压降(E1D)气体通过旋转阀工艺通道(如m＝3)流入另一个处于第一次均压升(E1R)操作步骤的吸附塔3进行均压升(E1R)，该吸附塔接着进行第二次均压降(E2D)操作步骤，其均压降(E2D)气体仍然通过旋转阀工艺通道(如m＝3)对另一个处于第二次均压升(E2R)操作步骤的吸附塔4进行均压升(E2R)，结束第二次均压降(E2D)操作步骤的吸附塔1进入顺放(PP)操作步骤，产生的顺放气(PP)作为冲洗气(P)经旋转阀顺放气(PP)工艺通道先后对处于冲洗(P)步骤的吸附塔5进行2次冲洗，顺放(PP)步骤结束后吸附塔1进入逆放(D)步骤，形成的解吸气(D)经旋转阀解吸气的物料通道排出系统，之后吸附塔1接受来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2的顺放气进行2次的冲洗(P)，产生的冲洗废气(PW)作为解吸气(D)进入旋转阀解吸气的物料通道排出系统，结束逆放(D)与冲洗(D)解吸再生步骤的吸附塔1，进入来自产品气(PG)的终充(FR)步骤，直至吸附塔1达到所需的吸附压力，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)-第一次均压降(E1D)-第二次均压降(E2D)-顺放(PP)-逆放(D)-冲洗(P)-第二次均压升(E2D)-第一次均压升(E1D)及终充(FR)步骤，然后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与5的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由旋转阀连续转动切换物料气体通道及工艺气体通道进行相应的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤，如图2中圆环形托盘上5个操作步骤环形所列出的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤格，5个操作步骤环形代表了5个吸附塔，每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤(格)都对应着其它4个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤(格)，由此，从氢气(H2)浓度为50～80％(v/v)，二氧化碳(CO2)浓度为15～45％的转化气为原料气制得氢气纯度大于等于99.9％的高纯度氢气(H2)产品气，其收率大于等于92～95％，实现了在轴向流固定吸附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”。

本实施例原料气属于H2/CO2相对分离系数大于3～4的工况，其吸附机理以CO2及其它杂质组分为吸附质的平衡饱和吸附度及在吸附剂上的扩散速度为基础的平衡吸附与动力学扩散吸附机理的混合，采用传统的轴向流固定床工艺进行吸附脱碳提氢，其氢气产品的“纯度与收率成反比”的矛盾非常突出，在达到相同的纯度条件下的氢气产品的收率小于80～88％，并且由于较高浓度的CO2吸附质极易被深度吸附导致解吸困难，造成吸附剂使用寿命缩短，CO2及CO容易穿透造成产品气纯度下降。为此，工业上是采用有机胺溶液为吸收剂对原料气进行吸收脱除大部分CO2，然后再用轴向流固定床PSA进行精脱CO2及杂质实现提纯H2，或采用二段固定床PSA进行脱CO2与提纯H2，流程长，能耗高，且固定床PSA工艺程控阀及调节阀组多，稳定性差，投资与操作成本高昂。此外，本系统中的轴向流固定床层吸附塔的高径比较传统的轴向流固定床层的高径比要小30～50％，吸附剂装填量也减少30～50％；相较于现有的旋转PSA等工艺，虽然收率有所提高，但由于解吸步骤太少而再生不完全，无法与吸附进行循环匹配，吸附时间过短，其处理能力受到限制，且吸附剂使用效率低下，产品纯度受到很大影响；吸附时间过长容易产生深度吸附导致解吸再生更加困难，进而产品纯度会随工艺或装置的运转周期增加而下降，吸附剂使用寿命缩短。本案利用旋转阀6～7个通道及5个吸附塔，完成了多达近15个吸附与解吸的循环操作步骤，并利用顺放气(PP)替代产品气(PG)进行冲洗再生，使得氢气产品收率大幅度提升。

实施例5

如图5所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由碳分子筛/13X混装而成的复合吸附剂的3个轴向流且高径比为2～3的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝100～300s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝3)及相应的驱动机构、有11个通道(m＝11)并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1＝20～60s)的旋转阀、原料气(F)/解吸气(D)鼓风机1/2、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)、产品气(PG)、解吸气(D)、置换气(DP)及终充气(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(PG)/解吸气(D)/原料气(F)的缓冲罐，以及解吸气(D)缓冲罐连接一个解吸气(D)鼓风机2与一个变温吸附(TSA)净化装置所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，旋转阀旋转速度ω1为20～60s，圆环形旋转托盘旋转速度ω2为100～300s，且两者旋转方向同为顺时针方向，旋转阀中的11个通道都设置有3个通孔，通道的作用分别为，2个通道供原料气(F)，2个通道供产品气(PG)，2个通道供置换气(DP)，1个通道供置换废气(DPW)，1个通道作为共用供均压降气(ED)与均压升气(ER)，1个通道为共用供顺放气(PP)作为冲洗气(P)与真空冲洗(VP)，1个通道供逆放气(D)作为解吸气(D)，1个通道为共用通道供原料气(F)与置换废气(DPW)作为终充气(FR)使用，从旋转阀出口端流出的置换废气(DPW)、产品气(PG)及解吸气(D)物料管道分别与原料气(F)、产品气(PG)及解吸气(D)缓冲罐连接，真空泵与从吸附塔流出的抽真空气(V)端直接连接的外置管道相连并作为解吸气(D)与解吸气(D)缓冲罐连接，解吸气(D)缓冲罐分别与解吸气(D)排出管及一个解吸气(D)鼓风机2和一个变温吸附(TSA)净化装置进口气端连接，净化装置流出的净化气用作置换气(DP)与旋转阀置换气进口端连接，原料气为环境空气，经鼓风机1增压至0.1～0.2MPa，从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＝1与2，其中，1通道与2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1/2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，空气中的氧(O2)和氩(Ar)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＝3或4)通孔组成的工艺管道，从连接于旋转阀与产品缓冲罐的产品气(PG)物料管道流出氧气(O2)纯度为92～95％(v/v)的富氧产品气(PG)，进入产品缓冲罐或直接外输，吸附塔1所吸附的空气中氮气(N2)，少量的水(H2O)、二氧化碳(CO2)、碳氢化合物(CnHm)及残留氧气(O2)，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顺时针方向同步旋转，吸附塔1进入解吸过程的置换(DP)步骤，来自解吸气(D)缓冲罐的常压解吸气(D)经鼓风机2增压至吸附压力(0.1～0.2MPa)后再经解吸气(D)变温吸附(TSA)装置净化脱除其中的水(H2O)、二氧化碳(CO2)与碳氢化合物(CnHm)等杂质的净化解吸气(D)(主要是氮气(N2))作为置换气(DP)，通过旋转阀物料管道(如m＝5/6)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与旋转阀物料管道(如m＝7)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5中吸附塔2的位置进入均压降(ED)、顺放(PP)与逆放(D)步骤，从吸附塔1先进行均压降(ED)，所产生的均压降(ED)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＝8)，与处于均压升(ER)步骤的吸附塔3进行均压，结束均压降(ED)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)并作为冲洗气(P)对处于结束等待区后的真空冲洗(VP)步骤的吸附塔3进行真空冲洗(P)，随后从吸附塔1进行逆放(D)与抽真空(V)，其中产生的逆放气(D)作为解吸气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通道(如m＝10)排出旋转阀并进入解吸气(D)缓冲罐待用或排放，抽真空(V)产生的解吸气(D)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解吸气(D)缓冲罐，此时的吸附塔1处于真空状态，结束均压降(ED)/顺放(PP)/逆放(D)/抽真空(V)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5中吸附塔3的位置进入等待、真空冲洗(VP)、均压升(ER)及终充(FR)步骤，来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2的顺放气(PP)作为冲洗气(P)通过旋转阀的共用通道(如m＝9)及与之相连的工艺管道对处于真空冲洗(VP)的吸附塔1进行冲洗(P)，其产生的冲洗废气(PW)作为解吸气(D)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通道(如m＝10)排出旋转阀并进入解吸气缓冲罐，结束冲洗(P)步骤的吸附塔1与处于经过一个等待区的均压降(ED)步骤的吸附塔2流出的均压降气(ED)经旋转阀共用通道(如m＝8)及系统内的工艺管道进行均压升(ER)，使得吸附塔2与吸附塔1的压力平均为0.05～0.08MPa，结束均压升(ER)步骤的吸附塔1，来自原料气缓冲罐中的置换废气(DPW)及新补的原料气(F)作为终充气(FR)并通过旋转阀终充气通道(如m＝11)及相应的工艺管道进入吸附塔1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0.1～0.2MPa，，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)-均压降(ED)/顺放(PP)/逆放(D)/抽真空(V)-真空冲洗(VP)/均压升(ER)/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与3的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1反应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2个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从环境空气为原料气中连续地生产出氧气(O2)浓度大于等于95～97％(v/v)的富氧产品气(PG)，产品气收率大于等于92～95％，同时，置换废气(DPW)返回原料气(缓冲罐)作为冲洗气(P)、经过净化处理的一部分解吸气(D)作为置换气(DP)循环使用，大幅度减少了能耗与解吸气的排放，实现了在净化空气制备富氧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”。

传统的固定床PSA工艺从环境空气中制取氧气(富氧)是依据吸附平衡原理选择分离，通常采用选择性较高能有效吸附N2、CO2、CmHn及水而氧/氩不被吸附的吸附剂是5A、13X及Li系列分子筛，能够获得纯度为90％以上的富氧，但仍然存在着一些重大障碍：第一，由于氧气与氩气平衡吸附容量几乎没有差异，因而空气中所含的0.93％的氩亦被浓缩，致使产品氧中的氩含量达到约5％，实际运行中，氧的最高浓度为95％；第二，由于原料气空气中是大量的氮气占70％多，作为吸附质将需要消耗更多的吸附剂与能耗，吸附塔内的死空间里也有相同比例的平衡O2，导致PSA制氧的收率很低，通常为60～70％，虽然通过包括工艺流程的进展主要体现在将预处理床与主吸附床合而为一、降低吸附压力和真空解吸、吸附床数由4床→3床→2床、在循环过程中着眼于循环各步骤的设置和顺放气的充分回收及利用，以及更为高效的新型Li分子筛复合吸附剂的使用等，使得PSA空分制氧的收率进一步提高，但多数场合下仅达到80％；第三，富氧产品气的纯度与收率的矛盾非常突出，富氧程度越高，收率就越低。为了克服固定床PSA制氧工艺的缺点，国内外相继开发了移动床吸附工艺，比如采用旋转阀与固定床组合的SMV-PSA或快轮PSA等工艺，使得产品收率进一步提高，但纯度很难达到95％。这是由于大量的N2作为吸附质需要较为长的传质路径，这些移动床或模拟移动床或组合类移动床都无法满足“稳态”的传质，只有更多的吸附塔或吸附剂进行分浓度吸附，才能有效地将大量的N2吸附脱除，进而导致投资成本与能耗的进一步增加。本案通过多通道旋转阀的2个原料气/产品气/置换气通道交替切换、采用共用通道及通道开设3个通孔、旋转阀转速ω1(＝20～60s)与旋转托盘转速ω2(＝100～300s)的调配等措施，在仅有三个吸附塔的吸附与解吸的循环操作中增加了净化解吸气为置换气的置换步骤、顺放气作为抽真空冲洗气以及置换废气与原料气作为终充气等多个步骤，并且在一个吸附塔中完成多个步骤的操作，使得吸附与解吸的循环操作过程中的吸附传质达到较为理想的“稳态”，成功地克服了取决于平衡吸附机理的较长的轴向流传质路径的缺陷及其它的障碍，进而获得产品气的“双高”。

实施例6

如图6所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的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一个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)和微量的平衡甲烷(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C2+组分、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6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6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6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)C2+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6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6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反应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)，H2产品气收率大于等于95～98％，C2+产品气(C2+PG)的C2+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”。

从炼厂干气中同时回收提取高纯度、高收率的H2与C2+的现有工艺，包括中冷或浅冷油吸收与传统的固定床PSA提氢、二段固定床PSA浓缩C2+与一段固定床PSA提取H2的组合工艺，流程长，设备投资大、能耗与成本高、稳定性差等缺陷明显，尤其是在固定床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H2的PSA提取H2工段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。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，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。而其它的移动床(MB)吸附工艺，如模拟移动床(SMB)或转轮PSA，仅适合于或提氢或从含低浓度C2+的氢气或天然气中进行脱除净化不回收，这是由于炼厂干气组分的复杂性以及SMB或转轮PSA工艺所适用的原料气工况是受到一定的限制。而传统的轴向流固定床层，通过复合吸附剂床层吸附可以有效地应对类似炼厂干气这种复杂的工况，但却难以实现传质的“稳态”，导致产品的纯度与收率的矛盾突出，尤其是在同时从吸附相与非吸附相中获得高纯度产品的工况下，两个产品的纯度与收率之间的矛盾尤为突出。本实施例采用FTrSRMPSA工艺，是通过调控旋转托盘的旋转速度ω2与旋转阀的旋转速度ω1，利用设置在旋转托盘上的6个复合吸附剂且高径比较小的轴向流固定床吸附塔有利于应对炼厂干气这类复杂的原料气组成工况的特征以及一个10通道旋转阀与旋转托盘组成的移动床PSA有利于减少轴向流扩散而达到传质稳态的优势，实现了在轴向流固定床上的旋转移动床PSA的高度模拟，并且在操作过程中，通过置换废气(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，低压操作下6个吸附塔之间实现了2次均压等等，进而大幅度减少了设备投资与能耗，降低了生产成本与解吸气排放，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7

如图7所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种由活性炭的4个轴向流且高径比为2的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝1000～1500s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝4)及相应的驱动机构、有7个通道(m＝7)并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω1＝1000～1500s(与ω2相等)的旋转阀、再生气(R)/换热气(E)加热器/冷却器/换热器、旋转阀与由原料气(F)、净化气(PG)、浓缩废气(CWG)、热再生气(HR)、冷再生气(CR)及换热气(E)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，以及浓缩废气(CWG)连接一个系统外的焚烧处理系统所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，旋转阀旋转速度ω1与圆环形旋转托盘旋转速度ω2相等为1000～1500s，且两者旋转方向同为顺时针方向，旋转阀中的7个通道的作用分别为，2(m＝1/2)个通道供原料气(F)，1(m＝3)个开设2个通孔的通道供净化气(即产品气PG)，1(m＝4)个通道供冷再生气(CR)，1(m＝5)个通道供热再生气(HR)，1(m＝6)个通道供换热气(E)，1(m＝7)个通道供浓缩废气(CWG)使用，旋转阀出口端流出的浓缩废气(CWG)流经旋转阀出口端与系统外的焚烧处理单元连接的物料管道，来自外界的再生气(含补充)(R)物料气体经物料管道与加热器进口端连接，加热器出口端流出的热再生气(HR)物料管道与旋转阀物料进口端连接，旋转阀出口端流出的换热气(E)物料管道与换热器进口端连接，换热器两个出口端分别经物料管道与冷却器进口端和加热器进口端连接，原料气(F)为存在于化工、印刷业、制鞋、皮革、汽车/航空业喷涂等行业含有低浓度VOCs(≤5000ppmv)的常温与常压/低压排放气，其中，VOCs主要组分为易挥发有机物(溶剂)，包括苯、甲苯、二甲苯、丙酮、己烷，以及甲醇/水等混合组分，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＝1，并经该通道1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VOCs被吸附后的非吸附相气体，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＝3)通孔组成的工艺管道，从旋转阀出口端流出作为净化气(PG)排放，其中，净化气中的VOCs含量小于等于10～100ppm，满足国家大气排放标准，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顺时针方向同步旋转至如图7中的吸附塔2的位置再次进入吸附(A)步骤，原料气(F)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，并经该通道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并再次进行吸附(A)步骤，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＝3)通孔组成的工艺管道，从旋转阀出口端流出作为净化气(PG)排放，结束第二次吸附(A)步骤的吸附塔1随着旋转阀与圆环形旋转托盘顺时针方向同步旋转至如图7中的吸附塔3的进入热再生(HR)步骤，来自以空气或水蒸气为再生载气的再生气(R)，经加热器加热至80～100℃后形成的热再生气(HR)，通过旋转阀物料管道(如m＝5)及系统内的工艺管道进入吸附塔1进行热再生(HR)，热再生(HR)步骤产生的浓缩废气(CWG)，经连接吸附塔1与旋转阀物料管道(如m＝7)及物料管道进入系统外的焚烧处理单元进行无害化处理，结束热再生(HR)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7中吸附塔4的位置进入冷再生(CR)步骤，来自经冷却器冷却的冷再生气(CR)，温度为常温或浅冷温(10～20℃)，通过旋转阀物料管道(如m＝4)及系统内的工艺管道进入吸附塔1进行冷再生(CR)，使得吸附塔1的温度降至常温，从吸附塔1流出的热交换气(E)通过旋转阀物料管道(如m＝6)及系统内的工艺管道流出或经换热器进行换热或直接进入冷却器进行冷却或直接进入加热器进行加热，使得一部分再生气(R)循环使用，由此构成了吸附塔1完整的变温吸附(TSA)闭环式循环操作，即，吸附(A)-吸附(A)-热再生(HR)-冷再生(CR)步骤，然后该吸附塔1再进入下一个吸附与解吸再生的闭环式循环操作过程，而相应的进出吸附塔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3个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从含有低浓度VOCs的低压常温排放废气为原料气进行净化连续地排出符合国家大气排放标准的净化气(PG)，VOCs脱除率高达99％，同时，部分再生气(R)循环使用，减少了能耗与二次污染，实现了在VOCs尾气TSA净化工艺过程的轴向流固定床层基础上进行的模拟旋转TSA工艺的高脱除率。本案是典型的将FTrSRMPSA系统转化为FTrSRMTSA系统，并采用两塔吸附净化模式，在增大处理量的同时，使得净化深度得到保证。值得一提的是，本案仍可以变成FTrSRMPSA来处理VOCs尾气的净化，即，4塔的循环操作步骤是吸附(A)-抽真空解吸(VD)-真空冲洗(VP)-净化气终充(FR)，取消本案实施例中加热器、冷却器与换热器，增设风机、真空泵与原料气/净化气缓冲罐，同时，将旋转阀转速设置为ω1＝0，圆环形旋转托盘旋转速度ω2＝800～1000s，由此，FTrSRMPSA系统的能耗大幅度降低，但处理量缩小，且脱除率与净化深度比FTrSRMTSA系统的要小，比较适合于VOCs含量较高的尾气净化。

传统的轴向流固定床TSA净化工艺要达到相同的净化深度与脱除率，其吸附与解吸的循环时间比较长，一般需要几十分钟甚至几个小时或几天。这是由于VOCs组分大多为大分子，容易造成深度吸附而解吸再生困难，尤其是切换加热与冷却所需的解吸时间比较长。但好处是浓度较低的吸附质(VOCs)组分在高径比大于5的吸附塔内有着足够长的传质路径，进而能够达到一定的净化深度。而目前国内外大多采用了转轮TSA净化工艺，其是将吸附剂装在一个可以旋转的圆环形筒柱里形成吸附剂可旋转的移动吸附床，而原料气、再生气及浓缩废气等物料与工艺气体均是从圆环形筒柱的内侧或外侧进出，进而形成了径向流的移动床吸附净化过程。这种转轮TSA吸附器的优点是净化周期与设备投资/操作成本小，装置紧凑，占地小，但其有明显的缺点，如其床层高度短，传质效率低于固定床吸附器，净化度不及后者，因此，对于必须脱除VOCs中高毒性的吸附质时，其相对低的脱除率会影响它的应用。另外，一般的转轮TSA净化工艺也不适合在高压下运行。本案所采用的FTrSRMTSA净化工艺，正是结合了轴向流固定床的传质路径长、净化效率高的优点以及移动床吸附净化周期短、操作成本低的优点，同时又规避了轴向流固定床与转轮TSA移动床的缺点，在轴向流固定床上进行了转轮TSA的模拟化，实现了高净化度与高脱除率的“双高”。

实施例8

如图8所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有分子筛与活性炭的4个(n’＝4’)轴向流且高径比为3的固定复合床层吸附塔以及由装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛/碳分子筛的5个(n＝5)轴向流且高径比为4的固定复合床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝0的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n’+n＝9)及相应的驱动机构、有通道数分别为(m’＝6与m＝7)并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1’＝320～400s与ω1＝210～300s的上下两个独立旋转的旋转阀、原料气(F)压缩机1与中间气(IG)压缩机2、氨浓缩气(NH3CG)冷凝冷却器、原料气(F)/中间气(IG)/H2产品气(H2PG)/含氮解吸气(N2D)缓冲罐、m/m’通道旋转阀与由原料气(F)、H2产品气(H2PG)、高/低压中间气(H/LPIG)、产品氢气/原料气终充气(H2/F的FR)、含氨逆放气(NH3D)与含氨冲洗废气(NH3PW)形成的氨浓缩气(NH3CG)、不凝气、含氮逆放气(D)形成的含氮解吸气(D)及连接m/m’通道旋转阀进出口与氢产品气(H2PG)、原料气(F)、高/低压中间气(H/LPIG)缓冲罐及氨浓缩气(NH3CG)冷凝冷却器相连的物料与工艺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n/n’吸附塔上下与上下两个m/m’通道旋转阀之间的工艺管道所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，7通道旋转阀(上)旋转速度ω1为210～300s，6’通道旋转阀(下)旋转速度ω1’为320～400s，圆环形旋转托盘旋转速度ω2为0，6’通道旋转阀中6个通道的作用分别为，1个通道(m’＝4’)供经加压的原料气(F)，1个开设有2个通孔的共用通道(m’＝3’)供低压中间气(LPIG)，1个共用通道(m’＝5’)供含氨吸附相的均压降(ED)与均压升(ER)，1个共用通道(m’＝6’)供含氨吸附相的顺放(PP)与冲洗气(P)，1个开设有2个通孔共用通道(m’＝2’)供含氨吸附相逆放气(NH3D)与含氨冲洗废气(NH3PW)形成的氨浓缩气(NH3CG)，1个共用通道(m’＝1’)供以加压的原料气(F)为终充气(FR)的终充气(FR)使用，7通道旋转阀中7个通道的作用分别为，1个通道(m＝4)供加压后的高压中间气(HPIG)，1个通道(m＝3)供氢气产品气(H2PG)，一个共用通道(m＝2)供含氮吸附相的一次均压降(E1D)与均压升(E1R)，1个共用通道(m＝5)供含氮吸附相的二次均压降(E2D)与均压升(E2R)，1个共用通道(m＝6)供含氢顺放气(PP)为含氮吸附相的冲洗气(P)，形成的冲洗废气(N2PW)与m’＝3’通道共用，1个通道(m＝1)供含氮逆放气(N2D)形成的含氮解吸气(N2D)，1个通道(m＝7)供氢气产品气(H2PG)为终充气(FR)的终充气(FR)使用，m通道的旋转阀出口端流出的含氮解吸气(N2D)流经与含氮解吸气(N2D)缓冲罐相连的物料管道或进入缓冲罐或直接排放，m’通道旋转阀出口端流出的含氨逆放气(D)与含氨冲洗废气(NH3PW)形成的氨浓缩气(NH3CG)流经与换热2(冷却器)与冷凝冷冻器相连的物料管道，m’通道的旋转阀出口端流出的低压中间气(LPIG)流经与中间气(IG)缓冲罐、压缩机2及m通道旋转阀高压中间气(HPIG)进口端相连的物料管道，冷凝冷冻器流出的冷凝液为液氨产品(NH3PL)，不凝气流经冷凝冷冻器不凝气出口端与中间气(IG)缓冲罐进口连接的物料管道，m通道旋转阀出口端流出的氢气产品气(H2PG)流经与氢气产品气(H2PG)缓冲罐相连的物料管道，m通道旋转阀进口端流入的含氢终充气(H2FR)流经氢气产品气(H2PG)缓冲罐与旋转阀相应的通道进口端连接的物料管道，m’通道旋转阀进口端流入的含氨终充气(NH3FR)流经与原料气(F)℃缓冲罐、换热1(加热)及压缩机1相连的物料管道，原料气(F)为来自氮化镓金属氧化物化学气相沉积(GaN-MOCVD)外延工艺的外延尾气，其典型组分为55％氢气(H2)、25％氮气(N2)、20％氨气(NH3)，常温常压，经连接于原料气(F)缓冲罐、换热1(加热至80～120℃)、原料气(F)压缩机1(加压至0.6～0.8MPa)及旋转阀通道进口通孔物料管道进入m’通道旋转阀原料气(F)的物料通道如m’＝4’，并经该通道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’并进行低压吸附(LA)步骤，其中，吸附压力为0.6～0.8MPa，吸附温度为80～120℃，原料气(F)中的NH3作为吸附质被吸附浓缩，H2与N2为非吸附相气体作为中间气(IG)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m’通道旋转阀物料通道(如m’＝3’)通孔组成的工艺管道，从m’通道旋转阀出口端流出进入低压中间气(LPIG)缓冲罐并经中间气(IG)压缩机2加压至2～3MPa作为吸附塔1的原料气，在吸附塔1’进行低压吸附(LPA)步骤的同时，加压后的高压中间气(HPIG)作为原料气经连接于m通道旋转阀通道进口通孔物料管道(如m＝4)随着m通道旋转阀顺时针方向旋转并经该通道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并进行高压吸附(HPA)步骤，吸附压力为2～3MPa，吸附质为氮气(N2)与少量的氨气(NH3)与残留在吸附塔2中死空间里的氢气(H2)，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m通道旋转阀物料通道(如m＝3)通孔组成的工艺管道，从m通道旋转阀出口端流出作为氢气产品气(H2PG)输入氢气产品气(H2PG)缓冲罐，产品氢气(H2PG)的纯度大于等于99.99％，压力为2～3MPa，或外输或进入氮化镓外延生产工序中的氢气纯化工段纯化后返回至GaN-MOCVD外延制程中循环使用，吸附塔1进行高压吸附(HPA)步骤的同时，连接m’通道旋转阀与结束低压吸附(LPA)步骤的吸附塔1’的工艺及物料管道随着m’通道旋转阀顺时针方向同步旋转至如图8中的吸附塔2’(n’＝2’)位置与吸附塔2’对接，使得该吸附塔2’进入含氨吸附相的均压降(ED)与顺放(PP)步骤，其产生的均压降气(ED)流经m’通道旋转阀中的共用通道(如m’＝5’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔4’相连接的工艺管道，对处于含氨吸附相的均压升(ER)步骤的吸附塔4’(n’＝4’)进行均压，其吸附塔2’内的压力降至为0.3～0.4MPa，接着进行顺放(PP)所产生的顺放气(PP)流经m’通道旋转阀中的共用通道(如m’＝6’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3’相连接的工艺管道，对处于含氨吸附相的冲洗(P)步骤的吸附塔3’(n’＝3’)进行冲洗，在吸附塔2’进行含氨吸附相的顺放(PP)与冲洗(P)步骤的同时，随着m通道旋转阀顺时针方向同步旋转至如图8中的吸附塔2(n＝2)位置，吸附塔2进入含氮吸附相的一次均压降(E1D)、二次均压降(E2D)与顺放(PP)步骤，其产生的一次均压降气(E1D)与二次均压降气(E2D)先后流经m通道旋转阀中的共用通道(如m＝2与5)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔2相连接的工艺管道，对处于含氮吸附相的一次与二次均压升(E1R与E2R)步骤的吸附塔4(n＝4)进行均压，其吸附塔2内的压力降至为0.3～0.4MPa，接着进行顺放(PP)所产生的顺放气(PP)流经m通道旋转阀中的共用通道(如m＝6)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3相连接的工艺管道，对处于含氮吸附相的冲洗(P)步骤的吸附塔3(n＝3)进行冲洗，随着m通道旋转阀顺时针方向同步旋转至如图8中的吸附塔3(n＝3)位置，吸附塔3进入含氮吸附相的逆放(D)与冲洗(P)步骤，其中，逆放气(D)作为含氮解吸气(N2D)流经m通道旋转阀中的共用通道(如m＝1)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3相连接的物料与工艺管道，从m通道旋转阀m＝1通道的出口端流出进入含氮解吸气(N2D)缓冲罐后排放，接着来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2所产生的顺放气(PP)作为冲洗气(P)对处于冲洗(P)步骤的吸附塔3进行冲洗(P)，所产生的含氮冲洗废气(N2PW)作为低压中间气(LPIG)流经正好处于n’通道旋转阀中的开设有2个通孔的供中间气(IG)使用的共用通道(如m’＝3’)中的一个通孔及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3相连接的物料与工艺管道，从m’通道旋转阀m’为3’通道的出口端流出，进入低压中间气(IG)缓冲罐循环使用，在含氮吸附相的n＝2与n＝3的吸附塔2与3进行相应解吸步骤的同时，随着m’通道旋转阀顺时针方向旋转至如图8中的吸附塔3’(n’＝3’)位置，吸附塔3’进入含氨吸附相的逆放(D)与冲洗(P)步骤，其中，逆放(D)产生的含氨逆放气(NH3D)与紧接着进行的以来自处于顺放(PP)步骤的吸附塔2’流出的含氨顺放气(PP)进行冲洗(P)后产生的含氨冲洗废气(NH3PW)作为氨浓缩气(NH3CG)先后流经n’通道旋转阀中的共用通道(如m’＝2’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3’相连接的物料与工艺管道，从n’通道旋转阀n’为2’通道的出口端流出，并经换热2(冷却)与冷凝冷冻器形成的冷凝液为氨纯度为大于等于99.99％的液氨产品(NH3PL)输出使用，形成的不凝气流经物料管道返回至低压中间气(IG)缓冲罐循环使用，在吸附塔3’进行相应的含氨吸附相的解吸步骤的同时，随着m通道旋转阀顺时针方向旋转至如图8中的吸附塔4(n＝4)位置，吸附塔4进入含氮吸附相的二次均压升(E2R)与一次均压升(E1R)步骤，其先后与处于一次均压降(E1D)与二次均压降(E2D)步骤的吸附塔2进行一次与二次均压升(E1R与E2R)，所用的m通道旋转阀中的共用通道分别为m＝2与5，在吸附塔4进行二次均压升(E1R与E2R)步骤与等待区等待的同时，随着m’通道旋转阀顺时针方向旋转至如图8中的吸附塔4’(n’＝4’)位置，吸附塔4’进入含氨吸附相的均压升(ER)与终充(FR)步骤，来自处于含氨吸附相的均压降(ED)步骤的吸附塔2’产生的均压降气(ED)流经m’通道旋转阀共用通道(如m’＝5’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔4’相连接的物料与工艺管道，对吸附塔4’进行均压，随后以原料气(F)为终充气(FR)流经m’通道旋转阀通道(如m’＝1’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔4’相连接的物料与工艺管道，对吸附塔4’进行终充(FR)，使得吸附塔4’中的吸附压力达到低压吸附(LPA)步骤所需的吸附压力0.6～0.8MPa，由此构成了吸附塔1’完整的含氨吸附相的变压吸附(PSA)闭环式循环操作，即，低压吸附(LPA)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)/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’与4’的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1’吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由m’通道旋转阀连续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，4(n’＝4’)个吸附塔中的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，由此，从GaN-MOCVD制程尾气为原料气中连续地生产出氨浓度大于等于99.99％(v/v)的液氨产品(NH3PL)，液氨产品的收率为98～99％，同时，在吸附塔4’进行终充(FR)过程中，随着m通道旋转阀顺时针方向旋转至如图8中的吸附塔5(n＝5)位置，吸附塔5进入含氮吸附相的终充(FR)步骤，以氢气产品气(H2PG)为终充气(FR)流经m通道旋转阀通道(如m＝7)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔5相连接的物料与工艺管道，对吸附塔5进行终充(FR)，使得吸附塔5中的吸附压力达到高压吸附(HPA)步骤所需的吸附压力2～3MPa，由此构成了吸附塔1完整的含氮吸附相的变压吸附(PSA)闭环式循环操作，即，高压吸附(HPA)-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/等待区-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与5的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由m通道旋转阀连续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，5(n＝5)个吸附塔中的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，由此，从GaN-MOCVD制程尾气为原料气中连续地生产出氢气(H2)浓度大于等于99.99％(v/v)的H2产品气(H2PG)，H2产品气收率大于等于92～95％，本案通过FTrSRMPSA系统运转中一些操作，比如含氨吸附相的顺放气(PP)作为冲洗气(P)而产生的含氨冲洗废气(NH3PW)作为氨浓缩气(NH3CG)而使得氨回收率达到98～99％，含氮吸附相的顺放气(PP)作为冲洗气(P)而产生的含氮冲洗废气(N2PW)，经上下两个m与m’通道旋转阀的旋转速度ω1与ω1’之间的适宜调配而与含氨吸附相的m’通道旋转阀开设有2个通孔的供低压中间气(LPIG)使用的共用通道3’而返回到中间气(IG)缓冲罐循环使用，使得H2产品气的收率也达到92～95％的高水平，大幅度减少了能耗与解吸气的排放，实现了在GaN-MOCVD制程尾气中同时实现了高低压(即，相对于非吸附相的氢气而言是“分浓度”)吸附与从吸附相与非吸附相气体提取H2与NH3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”，所获取的H2与NH3再返回到GaN-MOCVD制程中循环使用，使得GaN-MOCVD制程尾气得到了再利用。

在GaN-MOCVD制程尾气回收再利用现有技术中，已公开的有关两段固定床全温程变压吸附(FTrPSA)工艺的系列专利最为典型，其工艺为，一段由5～6个吸附塔组成的氨浓缩工序，其浓缩度最大仅为90％，而留在二段由5～6个吸附塔组成的H2提纯工序中的由氨浓缩工序产生的非吸附相气体作为进入第二段PSA提氢原料气的氨残留浓度比较高，使得二段PSA提氢效率大幅度下降，必须增设水洗吸收残留氨与变温吸附(TSA)净化脱除微量的氨，由此，流程比较长，投资高，占地大，二段固定床PSA的程序控制阀与调节阀组过于庞大，影响装置的稳定性操作，同时，在氨的收率达到98％下H2收率仅为75～85％，无法实现H2/NH3同时回收的高纯度与高收率的“双高”。采用本案的分浓度(分压)FTrSRMPSA工艺，通过设置上下两个m与m’通道旋转阀及其相应的旋转速度ω1与ω1’的调配，以及与设置在圆环形旋转托盘(其旋转速度ω2设置为0)上的4个低压吸附的浓缩氨的高径比比较小的轴向流固定床PSA吸附塔与5个高压吸附的提纯氢的高径比适中的轴向流固定床PSA吸附塔联动，能够大幅度降低程控阀组数量与占地面积，相应的减少吸附塔的数量，流程变短，同时使得H2和NH3的收率达到92～95％与98～99％以上，装置的稳定性得到了保障。

实施例9

如图9所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附系统，包括一个4塔(n＝4)中温变压吸附浓缩系统(含驱动机构)、一个4塔(n’＝4’)中温中间气变压吸附系统(含驱动机构)、一个4塔甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统(含驱动机构)、一个3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统(含驱动机构)、CO产品气/H2产品气/原料气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐、供冷热再生气换热的换热1(冷却)/换热2(加热)、中间气一次性(吸附剂无需再生)净化吸附器、甲烷氢压缩机、催化燃烧与吸收处理系统，以及相应的物料与工艺管道等，其中，4塔(n＝4)中温变压吸附浓缩与4塔(n’＝4’)中温中间气变压吸附系统是由一个装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛的4个轴向流且高径比为3的固定复合床层吸附塔(简称“n吸附塔”，n＝1、2、3、4)，以及由装载有活性炭与CO选择性高的CO分子筛的4个轴向流且高径比为4的固定复合床层吸附塔(简称“n’吸附塔”，n’＝1’、2’、3’、4’)并与4个n吸附塔均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2＝400～600s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n’+n＝8)及相应的驱动机构、有通道数分别为m＝6与m’＝6’并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1＝400～600s与ω1’＝400～600s的上下两个独立旋转的旋转阀，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，ω1、ω1’及ω2均逆时针方向旋转且相等，连接原料气/浓缩气/甲烷氢/CO产品缓冲罐及中间气净化吸附器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所组成，其中，4塔甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统是由一个装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛/碳分子筛的4个轴向流且高径比为4的固定复合床层吸附塔安置在一个旋转速度为ω12＝300～400s的圆环形旋转托盘及相应的驱动机构、安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω11＝300～400s的7通道旋转阀，其7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个吸附塔进出口端相连，ω11与ω12均逆时针方向旋转且相等，连接甲烷氢缓冲罐及甲烷氢压缩机的物料与工艺管道与7通道旋转阀进出口、旋转托盘内置管道进出口及4个吸附塔进出口端相连所组成，其中，3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统是由装载有一种由活性炭的3个轴向流且高径比为2的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω22＝800～1200s的圆环形旋转托盘上的3个吸附塔及相应的驱动机构、有6个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21＝800～1200s(与ω22相等)的旋转阀、换热1(冷却)/换热2(加热)、H2产品气缓冲罐/甲烷氢缓冲罐/浓缩气缓冲罐、甲烷氢为冷再生气/4塔甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统富甲烷解吸气为热再生气/富甲烷燃烧气、冷再生废气返回中温变压吸附系统的一次性净化吸附器、净化浓缩气返回至原料气缓冲罐、催化燃烧与吸收系统，以及连接6通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口、3个吸附塔进出口、换热1/2进出口、H2产品气/甲烷氢/浓缩气缓冲罐进出口、催化燃烧与吸收系统的进出口以及相应的物料与工艺管道所组成，原料气为经过初步净化工序后的合成气，典型组分为75％(v/v)H2、25％CO、2％CH4，以及含CO2、H2S等酸气组分及惰性气体3％，压力为0.6～0.8MPa，温度为60～80℃，从原料气缓冲罐流出进入中温变压吸附浓缩系统中的m通道旋转阀某一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n＝1吸附塔进行中温PSA浓缩工序，其吸附与解吸的循环操作步骤包括，吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)/等待区-终充(FR)，n吸附塔的每个吸附塔(n＝1、2、3及4)均经历该吸附与解吸的循环操作步骤，从中连续产出的富含有酸气组分及少量非吸附相组分(H2与CO为主)的吸附相浓缩气(CG)进入浓缩气(CG)缓冲罐待用，同时，从中连续产出的富含H2/CO及CH4的非吸附相的中间气(IG)，经装载有一次性活性炭吸附剂的净化吸附器脱除其中的残留酸性气体杂质后所形成的净化中间气(PIG)，作为甲烷氢中温变压吸附系统的原料气进入甲烷氢中温变压吸附系统中的m’通道旋转阀某一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n’＝1’吸附塔进行甲烷氢中温PSA工序，其吸附与解吸的循环操作步骤包括，吸附(A)-均压降(ED)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-均压升(ER)/等待区-终充(FR)，n’吸附塔的每个吸附塔(n’＝1’、2’、3’及4’)均经历该吸附与解吸的循环操作步骤，从吸附相中连续流出纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气进入CO产品缓冲罐后输出，同时，从非吸附相中连续产出的富含H2及CH4的非吸附相气体甲烷氢，一部分经压缩机压缩至2.0～2.6MPa后进入4塔甲烷氢FTrSRMPSA提氢系统，每个吸附塔随着7通道旋转阀ω11＝300～400s圆环形旋转托盘ω12＝300～400s同向同步旋转而均经历高压吸附(HPA)-一次均压降(E1D)/二次均压降(E2D)/顺放(PP)-低压逆放(LPD)/低压冲洗(LPP)-二次均压升(E2R)/一次均压升(E1R)/终充(FR)的吸附与解吸的循环操作步骤，其中的低压逆放气(LPD)形成的富甲烷解吸气(CH4D)的压力为0.3～0.4MPa，满足一般燃料气官网的压力要求，从非吸附相中连续产出纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气而进入H2产品缓冲罐后输出，从吸附相连续流出的富甲烷解吸气(CH4D)一部分经换热2(加热)至120～160℃作为3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统的热再生气(HR)进行热再生(HR)，来自浓缩气(CG)缓冲罐的浓缩气(CG)作为原料气进入3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统中的6通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度为ω21＝800～1200s的旋转阀某个通道并经圆环形旋转托盘(旋转速度ω21＝800～1200s)内置管道与3个吸附塔处于吸附步骤的吸附塔(如吸附塔1)进口端连接的工艺及物料管道而进入吸附塔进行吸附(A)，其中的酸气组分作为吸附质被吸附，脱除酸气组分的浓缩气为非吸附相气体——净化浓缩气(PCG)作为原料气(F)返回到原料气(F)缓冲罐中循环使用，随着7通道旋转阀与圆环形旋转托盘同向同步旋转，吸附塔1先后经过来自4塔甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统的富甲烷解吸气(CH4D)并经过换热2加热后作为热再生气(HR)进行的热再生(HR)步骤，以及来自甲烷氢缓冲罐中的一部分甲烷氢并经换热1冷却至常温作为冷再生气(CR)进行的冷再生(CR)步骤，冷再生(CR)产生的冷再生废气(CRW)作为中间气(IG)返回到中间气中温变压吸附系统中的一次性净化吸附器进行净化后形成的净化中间气(PIG)进入到中间气中温变压吸附系统，进一步回收有效组分H2与CO，热再生(HR)步骤产生的热再生废气(HRW)进入以一部分低压(0.3～0.4MPa)富甲烷解吸气(CH4D)作为燃料气的催化燃烧与吸收处理系统，从中产生的无害化废液/废固输出去进一步处理，产生的废气直接排放，3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统中的每一个吸附塔随着6通道旋转阀与圆环形旋转托盘同向同步旋转而经历相同的吸附(A)-热再生(HR)-冷再生(CR)的吸附与再生的变温吸附循环操作步骤，由此，构成一个完整的以初步净化合成气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与CO的全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)分离与净化工艺，从预净化的合成气为原料气中获得纯度大于等于99.99％、收率大于等于98％的高纯度H2产品气(H2PG)与纯度大于等于99.9％、收率大于98％的CO产品气(COPG)。本案通过FTrSRMPSA系统运转中一些操作，比如一部分甲烷氢作为冷再生气(CR)对3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统进行冷却再生产生的冷再生废气(CRW)作为中间气(IG)返回到中间气中温变压吸附系统，3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统流出的净化浓缩气(PCG)作为原料气(F)返回至原料气(F)缓冲罐，从4塔甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统流出的带压富甲烷解吸气(CH4D)一部分作为3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统的热再生气(HR)进行加热再生，产生的浓缩度较高的酸性组分热再生废气(HRW)可以进行催化焚烧与吸收处理且一部分带压富甲烷解吸气(CH4D)作为燃烧气为催化焚烧提供燃料，以及通过4塔中温变压吸附浓缩与4塔中间气变压吸附系统中的上下两个旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转速度之间的同向同步的匹配控制而实现从原料气(F)经中间气(IG)及净化中间气(PIG)同时从吸附相与非吸附相中分浓度(分级)进行变压吸附得到第一个吸附相中浓缩气(CG)、第二个吸附相中的CO产品气，以及非吸附相的甲烷氢，而后浓缩气(CG)与甲烷氢分别再进入相应的3塔浓缩气净化FTrSRMTSA系统与4塔高压吸附的甲烷氢提氢FTrSRMPSA系统而获得满足国家排放要求的废气排放与高纯度H2产品等措施，实现了在初步净化的合成气中从吸附相与非吸附相气体提取H2与CO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”。

初步净化合成气进行PSA分离提取H2/CO的现有技术中，已公开的专利号为201610198564X的“一种采用全温程变压吸附(FTrPSA)的合成气净化与分离方法”的专利具有典型代表性，虽然能够做到高纯度与高收率提取H2与CO，但其有着明显的一些缺点，第一，其工艺是利用两段传统的轴向流固定床吸附塔与相应配套多达上百个程序控制阀与调节阀，阀门极易受到原料气中一些重组分杂质波动的影响而出现泄漏、磨损或其它故障，导致工艺系统的稳定性与安全性差；第二，工艺流程长，占地面积大，投资与操作成本高；第三，该工艺产生的浓缩气采用了成熟度低且容易造成膜污染而使得膜使用寿命大幅度缩短的膜分离工艺，使得操作稳定性进一步下降，成本上升；第四，从第二段的中温PSA提氢工序中得到的解吸气没有充分利用，既增加了系统的排放，又浪费了富甲烷解吸气的综合利用，能耗随之增加；第五，H2与CO的纯度与收率仍小于本案。而本案实施的FTrSRMPSA工艺技术，克服了上述轴向流固定床FTrPSA工艺存在的缺陷，使得H2/CO的纯度与收率均高于现有技术典型代表的FTrPSA工艺的纯度与收率。

实施例10

如图10所示，一种全温程模拟旋转移动床变压吸附(FTrSRMPSA)气体分离与净化方法，所述的全温程模拟旋转移动床是由装载有一种内填充BaX吸附材料玻璃纤维管并由机械压制成螺旋形管供液体流动的通道而形成的捆绑式纤维管束规整吸附剂的4个轴向流且高径比为2～3的固定床层吸附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝800～1200s的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n＝4)及相应的圆环形旋转托盘旋转及调控其旋转速度(ω2)驱动机构、有6个通道(m＝6)并安置在圆环形旋转托盘中央的以旋转速度为ω1＝800～1200s的旋转阀及相应的6通道旋转阀旋转及调控其旋转速度(ω1)机构、旋转阀与系统外由原料液(F)、解吸剂(D)、抽出液(E)及抽余液(R)构成的物料液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、原料液(F)/解吸剂(D)缓冲罐、输送泵1/2/3、抽出液(E)与抽余液(R)精馏塔、连接输送泵1/2/3与抽出液(E)/抽余液(R)精馏塔及解吸剂(D)缓冲罐，以及连接抽出液(E)/抽余液(R)精馏塔的PX产品(液体)/C8芳烃副产物(液体)输出的物料液与工艺液管道所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，其中，6个通道的作用分别为，1个通道供原料液(F)、1个通道供对二乙苯为解吸剂(D)、1个通道为共用通道供C8芳烃副产物组分(B)与PX产品组分(A)脱附、1个开设有2个通孔的共用通道供由PX产品组分(A)与解吸剂(D)组成的抽出液(E)、1个共用通道供PX产品组分(A)吸附与C8芳烃副产物组分(B)吸附或解吸剂(D)部分解吸，1个开设有2个通孔的共用通道供由C8芳烃副产物组分(B)与解吸剂(D)组成的抽余液(R)使用，原料液(F)为C8芳烃混合液，其中含有40％(w/w)的对二甲苯(PX)以及60％的间二甲苯、领二甲苯、甲苯等C8芳烃组分，压力为0.6～1.0MPa，温度为120～180℃，经原料液(F)缓冲罐从连接于6通道旋转阀通道进口通孔物料管道进入旋转阀原料液(F)的物料通道如m＝6，并随着旋转阀顺时针方向旋转(ω1＝800～1200s)与圆环形旋转托盘逆时针方向反向同步旋转(ω2＝800～1200s)，经旋转阀m＝6通道出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔1进口端连接的物料与工艺管道，从吸附塔1底部进入吸附塔1与来自处A解吸/D吸附步骤的吸附塔2流出液并从吸附塔1顶部流入的流出液进行A吸附/B解吸的逆向接触的传质过程，流出液同时流经旋转阀m＝4通道及出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔1进出口端连接的物料与工艺管道进入吸附塔2进行A解吸/D吸附步骤，随着旋转阀与圆环形旋转托盘反向同步旋转，吸附塔1处于如图10中吸附塔2位置，吸附塔1结束A吸附/B解吸步骤后与来自处于B吸附/D解吸步骤的吸附塔3流出物进行A解吸/D吸附步骤的逆向接触传质过程，其流出液同时流经与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔1进出口端连接的物料与工艺管道、旋转阀m＝5通道中的其中一个通孔及出口端流出富含A与D的抽出液(E)，经过输送泵1送入抽出液(E)精馏塔进行常规精馏，从精馏塔顶部馏出A，即纯度大于等于99.9％的PX产品输出，其收率达到99％，从精馏塔底部流出D，即解吸剂(D)，经输送泵2返回到解吸剂(D)缓冲罐循环使用，同时，一部分流出液流经旋转阀m＝5通道中的其中另一个通孔及出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔3进口端连接的物料与工艺管道进入吸附塔3，与同时新补充或循环进入的D流经旋转阀m＝1通道进出口端与连接圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔3进口端连接的物料与工艺管道流入的D进行B吸附/D解吸步骤，随着旋转阀与圆环形旋转托盘反向同步旋转，吸附塔1处于如图10中吸附塔3位置，吸附塔1结束A解吸/D吸附步骤后与来自处于A吸附/D解吸步骤的吸附塔4流出液并流经旋转阀m＝3通道中其中的一个通孔进出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔1进口端连接的物料与工艺管道进入吸附塔1，与同时经旋转阀m＝5通道进出口、圆环形旋转托盘内置管道及吸附塔1进出口端连接的物料与工艺管道进入的D进行B吸附/D解吸步骤的逆向接触传质过程，其流出液流经与旋转阀m＝2通道进出口端、圆环形旋转托盘内置管道及吸附塔4进出口端连接的物料与工艺管道进入到处于A吸附/D解吸步骤的吸附塔4中进行A吸附/D解吸步骤，随着旋转阀与圆环形旋转托盘反向同步旋转，吸附塔1处于如图10中的吸附塔4位置，吸附塔1结束B吸附/D解吸步骤后与来自处于A吸附/D解吸步骤的流出物进行A吸附/D解吸步骤的逆向接触传质过程，其流出液同时流经与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔1进出口端连接的物料与工艺管道、旋转阀m＝3通道中的其中一个通孔及出口端流出富含B与D的抽余液(R)，经过输送泵3送入抽余液(R)精馏塔进行常规精馏，从精馏塔顶部馏出B，即纯度大于等于99％的C8芳烃副产品输出，其收率达到99％，从精馏塔底部流出D，即解吸剂(D)，经输送泵2返回到解吸剂(D)缓冲罐循环使用，同时，一部分流出液流经旋转阀m＝3通道中的其中另一个通孔及出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔4进出口端与圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔4进口端连接的物料与工艺管道进入吸附塔4，与同时进入的原料液(F)流经旋转阀m＝6通道进出口端与连接圆环形旋转托盘内置管道、吸附塔4进口端连接的物料与工艺管道流入的F进行A吸附/B解吸步骤。吸附塔1结束A吸附/D解吸步骤后，随着旋转阀与圆环形旋转托盘反向同步旋转，吸附塔1重新回到如图10中吸附塔1的位置，进入下一轮的吸附与解吸的循环过程，即吸附塔1吸附与解吸的循环过程为，A吸附/B解吸-A解吸/D吸附-B吸附/D解吸-A吸附/D解吸，在吸附塔1进行上述吸附与解吸的循环过程的同时，其余3个吸附塔同时也在进行相应的吸附与解吸的循环过程，由此，通过本案FTrSRMPSA工艺的实施，从含有40％PX的C8芳烃混合液作为原料液(F)中提取到纯度大于等于99.9％、收率为99％的PX产品，以及纯度大于等于99％、收率为99％的C8芳烃副产物，实现了在传统的液相吸附的轴向流固定床吸附塔基础上的模拟旋转液相吸附的高纯度与高收率的“双高”分离与提纯过程。注意，本案是在等温等压下进行的液相吸附过程，原料液中的PX产品组分(A)与C8芳烃副产物组分(B)相对分离系数非常小，就是利用对分离体系中引入吸附能力/与溶解能力同时大于A与B的解吸剂(D)的特性，将原料液中相对分离系数较小的A/B混合物分割成相对分离系数较大的抽出液(E)与抽余液(R)进而再通过传统的常规精馏分别得到产品A与副产品B，解吸剂(D)循环使用。

从C8芳烃混合物中分离提取PX的现有技术主要是模拟移动床(SMB)，是将一个或二个轴向流固定床吸附塔分割成12或24个吸附床层段(或称为吸附室)，通过一多通道旋转阀的旋转来分配物料与工艺物流进入各段吸附床层(吸附室)进行吸附与解吸的循环操作过程，使得固定床层中的吸附剂模拟成移动床的吸附剂循环的操作过程。然而，要使得轴向流固定床吸附塔更加接近真实的吸附剂循环的移动床(CMB)过程，吸附塔的床层段(室)数必须足够的多，这就导致旋转阀的通道数增加，此外，传统的SMB工艺是利用旋转阀不断的变化其进入各段床层(室)的位置，每个通道流经的物料或工艺物流是共用的，以便节省通道数，使得通道中存在着交叉污染。为此，专门利用来自系统外或系统内的物料作为冲洗剂进行冲洗，避免旋转阀通道中的污染问题，如一些已公开或授权的美国专利USP5977224、USP3201491、USP5912395等以及中国专利CN104511183B等，都是为了解决如何提高冲洗效率的问题。本案实施过程中有着明显的两个优势，即，其一，本案是通过旋转阀转速ω1与圆环形旋转托盘转速ω2之间的反向同步的调配，仅通过6通道旋转阀与4个轴向流固定床吸附塔的移动来真实地模拟了传统的吸附剂循环的循环移动床(CMB)过程，大幅度降低了旋转阀的通道数与吸附塔数量，尤其还利用了轴向流固定床中抽出液(E)与抽余液(R)之间相对分离系数较大而需要较长的传质路径的特点，使得传质过程更加接近“稳态”而无需通过分段数目或旋转阀通道数目增加来达到；其二，本案系统中的旋转阀通道是专用的，与每个反向同步旋转的吸附塔所处的逆向接触的吸附与解吸循环步骤对应，无需引入冲洗剂而避免可能产生的二次污染，产品纯度与收率更高。

实施例11

如图11所示，由n个装载有一种或多种吸附剂的轴向流固定床层并安置在一个以旋转速度ω2的圆环形旋转托盘上的吸附塔、有m个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1旋转的旋转阀、旋转阀与系统外物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道以及相应的驱动圆环形托盘及旋转阀旋转及其调控其旋转速度ω1与ω2的驱动机构、缓冲罐、加热/冷却/换热器及/或真空泵/或增压系统所构成而形成一个FTrSRMPSA系统，通过ω1/ω2的调配而灵活地实现了多步骤的吸附与解吸循环操作，实现各种原料气PSA分离与净化提取产品气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”。

Claims (10)

1.一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，包括如下步骤：

步骤1、来自FTrSRMPSA系统外的原料气F进入多通道旋转阀原料气进口，并经旋转阀原料气出口、圆环形托盘内置管道及圆环形托盘上对应的处于吸附状态的一个或多个轴向流固定床吸附塔进口连接的工艺管道，从吸附塔底部进入进行吸附，经过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配，从吸附塔顶部流出的非吸附相气体经工艺管道进入旋转阀产品气通道，并从旋转阀产品气通道流出形成产品气PG进入产品气缓冲罐后输出；

步骤2、处于吸附状态的吸附塔完成吸附步骤后，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的置换气DP进行置换，或/与吸附结束的吸附塔对另一个或几个处于顺放或均压升状态的吸附塔通过系统内的工艺管道进行顺放或均压降，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的经过换热后的再生载气RC进行再生，或/与通过来自FTrSRMPSA系统外的冲洗气P进行冲洗再生、或/与处于顺放或均压降状态的吸附塔通过系统内的工艺管道进行待定或均压升均压降、或/与通过旋转阀解吸气通道流出解吸气D进入解吸气缓冲罐或排放、或/与来自FTrSRMPSA系统外的产品气PG或原料气F或来自FTrSRMPSA系统内的一种气体作为终充气FR对处于终充状态的吸附塔进行终充而达到处于待吸附状态的吸附塔内的吸附压力后，准备下一轮吸附与解吸再生的循环操作，其中，每一个吸附塔或进行一个步骤或多个步骤且进行每一步骤，均通过旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配，使得旋转中的旋转阀中m个通道与圆环形托盘旋转中的n个吸附塔操作中的时序表首尾连接成圆，并完整地形成PSA吸附与解吸过程的操作循环性，并将一个循环周期的变压吸附PSA状态通过旋转的旋转阀ω1与接通的相应旋转的圆环形托盘ω2上吸附塔分别同时进行吸附与解吸过程中的各个步骤，使得每个吸附塔均可重复吸附与解吸步骤，相当于每个固定床吸附塔在旋转的同时完成各自的吸附与解吸步骤，进而形成了模拟旋转移动床的变压吸附过程，所形成的模拟旋转移动床的变压吸附过程中的吸附与解吸的闭合循环操作步骤的组合还包括1次分浓度吸附、均压次数1～2次、1～2批次冲洗、1次抽真空、1～2次的加热与冷却换热的变温变压吸附、1次顺放与均压降顺序相互错位、设置1～2个等待区、1次置换解吸步骤，最终获得产品气的纯度大于等于90～99.9999％，产品气收率大于等于90～99％；

上述旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2之间的调控匹配具体包括：ω1≠0/ω2＝0，ω1＝0/ω2≠0，ω1≠0/ω2≠0，ω1≥ω2或ω1≤ω2，旋转阀转动ω1方向，或与吸附塔的托盘转动ω2方向相同，或与吸附塔的托盘转动ω2方向相反；

FTrSRMPSA系统包括全温程模拟旋转移动床，全温程模拟旋转移动床包括n个装载有一种或多种吸附剂的轴向流固定床层并安置在一个以旋转速度ω2的圆环形旋转托盘上的吸附塔、有m个通道并安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1旋转的旋转阀、旋转阀与FTrSRMPSA系统外物料气体进出的物料管道以及连接于经圆环形托盘内置管道至吸附塔上下与旋转阀之间的工艺管道，2≤n≤60的自然整数，4≤m≤40的自然整数，FTrSRMPSA系统还包括相应的驱动圆环形托盘及旋转阀旋转及调控旋转阀转速ω1与圆环形托盘转速ω2的驱动机构、缓冲罐、加热/冷却/换热器及/或真空泵/或增压系统，吸附塔进出口与旋转阀进出口连接的管道是通过预设在圆环形托盘的内置管道相连形成工艺管道且与旋转阀通道数m相同，进出FTrSRMPSA系统物料气体的位置是在多通道旋转阀中固定的。

2.根据权利要求1所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，物料气体包括原料气F、产品气PG、置换气DP、再生载气RC、再生废气RW或/与逆放气或/与冲洗废气PW组成的解吸气，并相应的连接包括加热/冷却/换热器、缓冲罐、增压/抽真空泵、循环泵在内的设备，由旋转阀进出口与吸附塔进出口之间通过圆环形托盘上内置管道连接的工艺管道中工艺气体流动的位置是移动变化的，工艺气体是在FTrSRMPSA系统内流动，包括原料气F、或置换气DP、或/与顺放气、或/与再生载气RC、或/与冲洗气、或/与均压降气、或/与再生废气RW或/与逆放气或/与冲洗废气PW组成的解吸气、或/与均压升气、或/与终充气及产品气PG。

3.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，原料气F为含有H₂、甲烷、一氧化碳、二氧化碳、N₂、O₂、惰性气体、碳氢化合物、含氧碳氢化合物、易挥发有机蒸汽VOCs、卤化物、含卤素碳氢化合物、水的两种组分及以上形成的混合气体，温度范围为-80～200℃，压力范围为0.03～5.0MPa，适用于FTrSRMPSA工艺的分离与净化原料气具体包括，乙醇/异丙醇/乙二醇/丙酮/二甲醚在内的醇酯酮醚共沸有机物及混合物脱水干燥净化与提纯、天然气/甲醇水蒸气转化气脱除二氧化碳与提纯氢气、沼气/垃圾填埋气脱除CO₂提纯甲烷、天然气脱酸气净化、炼厂干气脱碳及提取包括乙烯乙烷丙烯丙烷在内的碳二及碳二以上组分C₂₊和H₂、燃烧后烟道气CO₂的捕集与提纯回收、空气干燥与脱CO₂净化、燃料电池尾气脱碳与回收H₂/氚及氢的同位素、从空气中制取富氧、从空气中制取氮气、从空气中制取纯氧、煤层气分离、氯乙烯尾气回收、氯甲烷回收、生物医药/电子行业VOCs尾气净化合格排放、含烃类有机物的低温甲醇洗尾气净化与回收、氮化镓化学气相沉积制备单晶/多晶及外延芯片尾气分离与回收H₂/氨气、碳化硅化学气相沉积制备单晶/多晶及外延芯片尾气分离与回收氯化氢/氯硅烷/H₂或碳氢化合物CH₄或C₂₊、HCl与氟化氢混合物分离与提纯、从含CO混合气中提取CO、从含H₂S的天然气/炼油三顶瓦斯气/炼焦尾气分离回收H₂S、从含C²⁺石化尾气中分离回收C₂₊、吸附分离C₅/C₆、含从银杏叶中提纯槲与黄酮的中草药提取与纯化、含己烯-1/异辛烯分离/木糖/树胶糖醛分离/葡萄糖脱盐及手性物质分离与纯化的精细化工与生物制药分离与纯化、二甲苯分离与提纯、乙苯催化精馏、正构烷分离及萘系物异构体分离、催化精馏加氢脱炔烃、石化VOCs废气处理。

4.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，由旋转阀进出口与吸附塔进出口之间通过圆环形托盘上内置管道连接的工艺管道的内置管道上，设置多通道阀门，其中，连接于旋转阀通道进出口端为一通，连接于吸附塔进出口端为二通或三通或四通，由此，组成FTrSRMPSA系统的n个吸附塔的n最大取值数为200，对应于m通道旋转阀的m取值范围不变，所形成的模拟旋转移动床的变压吸附过程中的吸附与解吸的闭合循环操作的组合步骤，包括，2次分浓度吸附、均压次数3～4次、3批次冲洗、1～2次抽真空、2次的加热与冷却换热的变温变压吸附、2次顺放与均压降顺序相互错位、设置2个等待区、1～2次置换解吸步骤，最终获得产品气PG的纯度大于等于93～99.9999％，产品气收率大于等于93～99％。

5.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，逆放步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵或/及与从吸附塔流出的解吸气端直接连接的外置管道相连，或/及与流经旋转托盘内置管道的解吸气出口相连，或/及与多通道旋转阀解吸气出口端的物料气体管道相连，解吸气或直接排出，或进入解吸气缓冲罐以备使用或排放。

6.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，冲洗气或/及置换气共用旋转阀通道或/及圆环形托盘中内置管道中的通道，各自共用通道数小于m或/及n，除了冲洗气或/及置换气批次及流量取决于旋转阀通道开孔数量外，从旋转阀进出口端到达各吸附塔进出口端的所有物料气体与工艺气体的流量通过圆环形托盘与旋转阀的ω1与ω2调控匹配，或/及圆环形托盘内置管道上的多通道阀门实现控制，取决于原料气类型，旋转阀与圆环形托盘旋转每旋转一周的速度ω1或/及ω2不小于10秒且/或不超过2000秒，旋转阀中的共用通道开孔数量1～4个。

7.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，冲洗气或/及置换气用量除了与旋转阀或/及圆环形托盘旋转时间、共用通道及开孔数量有关外，还与从旋转阀与至吸附塔所经工艺管线总体积有关，取值为0.1～4.0倍。

8.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，多通道旋转阀中物料与工艺物流所选择的通道，依据原料气的不同以及多通道旋转阀旋转速度ω1与圆环形旋转托盘旋转速度ω2的调配而定，在多通道旋转阀中位于外围或半径较大的通道，为供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较长的步骤或吸附塔内同时进行多步骤的物料或工艺物流使用，在多通道旋转阀中位于内围或半径较小的通道，为供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较短的步骤或吸附塔内同时进行至多两个步骤的物料或工艺物流使用，此外，在多通道旋转阀中位于内围或半径较小的通道，通过相邻两个通道之间的连接跨管上增设开与关的切换装置及增设各自通道上的通孔，供相应的吸附塔中吸附与解吸循环步骤中所需时间较长的步骤的物料或工艺物流使用。

9.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，轴向流固定床吸附塔的高径比h/r是受置于旋转阀旋转速度ω1与圆环形托盘旋转速度ω2的调配，同时受制于原料气工况，在获得相同纯度的产品气PG工况下ω1或/及ω2旋转速度越快，高径比取值就越小，取值为1～3，ω1或/及ω2旋转速度越慢，高径比取值就越大而取值3～6，同时，相对分离系数比较大的原料气体系，高径比取值范围为3～5，相对分离系数比较小的原料气体系，高径比取值范围为2～7。

10.根据权利要求2所述的一种全温程模拟旋转移动床变压吸附FTrSRMPSA气体分离与净化方法，其特征在于，安置在圆环形托盘中央的以旋转速度ω1旋转的多通道旋转阀为2个，或上下或左右安置，通道数分别为m、m’及旋转速度分别为ω1、ω1’，安置在圆环形旋转托盘上的轴向流固定床吸附塔数分别对应于n与n’，且所对应的n/n’吸附塔所装填的吸附剂或高径比或相同或不相同，上述参数依据原料气类别并通过与圆环形旋转托盘旋转速度ω2以及分浓度吸附与解吸循环步骤中相互关联的步骤及共用通道的时序连接循环的匹配，以适用于非吸附相或吸附相的分浓度PSA分离与净化过程。

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