CN1923771A

CN1923771A - 从含有c3 +烃类的混合气体分离回收c3 +烃类的变压吸附方法

Info

Publication number: CN1923771A
Application number: CN 200610021648
Authority: CN
Inventors: 魏玺群; 唐莉
Original assignee: Sichuan Kaiyuan Science & Technology Co Ltd
Current assignee: Sichuan Kaiyuan Science & Technology Co Ltd
Priority date: 2006-08-25
Filing date: 2006-08-25
Publication date: 2007-03-07
Anticipated expiration: 2026-08-25
Also published as: CN100364943C

Abstract

从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，混合气体在装填有吸附剂的吸附塔中经变压吸附过程被分离。吸附塔内对所说混合气体依次作吸附处理的吸附剂为具有中、微孔结构和比表面积为300～1500m²/g的氧化铝、活性炭和硅胶，其体积比例为氧化铝5％～50％，活性炭5％～90％，硅胶0～90％，且活性炭的用量应多于氧化铝，至少经抽空步骤得到分离回收的C₃ ⁺烃类成分。被回收产品气中的C₃ ⁺烃产品气浓度可为2～90％(v)，处理后净化气中的C₃ ⁺烃含量最低可低至0.2％(v)，回收率＞90％，使C₃ ⁺烃原料资源得到最大限度的回收利用，并可使传统方法难以回收的油田伴生气得以回收，有理想的经济效益和环保效益。

Description

从含有C3+烃类的混合气体分离回收C3+烃类的变压吸附方法

技术领域

本发明涉及的是一种变压吸附分离方法，具体讲是一种从含有C₃ ⁺烃类成分的混合气体中分离回收C₃ ⁺烃类成分，即丙烷、丙烯、丙炔及多于3个C原子的其它烷烃、烯烃、炔烃等轻烃成分的变压吸附方法，特别适用于从油田伴生气、煤层气、天然气裂解制C₂ ⁺烃气体、天然气等混合气体中分离回收的C₃ ⁺烃类混合气体、以及其它含有C₃ ⁺烃的工业废气中分离并回收C₃ ⁺烃类成分。

背景技术

含有C₃和C₃以上的C₃ ⁺烃类成分的混合气体中很多，如油田伴生气、煤层气、天然气裂解制C₂ ⁺烃气体、天然气等。油田伴生气是石油开采过程中产生的副产品，又称油田气，成分中主要有甲烷(～50％)、乙烷(～10％)、丙烷(～20％)、丁烷(～3％)、戊烷(～5％)、氮及其它烃类等，是与原油同时储藏在地层深处的一种能源。我国大多数油田都发现了伴生气资源。目前的主要产生方式是：(1)油井套管气，为了减少气体对深井泵工作的影响，释放套管气以降低抽油井的套管压力，使动液面上升，提高深井泵效率；(2)分出溶解气，由于边远零散油井采出的原油未能密闭储存，原油中的部分溶解气从原油储罐中挥发出来，但因气量小、压力低，没能进入集输气系统。

在油田开发过程中，油田伴生气和油罐挥发气都是重要的资源，因气量小，地点分散，气体集输困难，没有得到合理利用。早期的伴生气处理方式主要有两种：一种是将伴生气再注入井内；另一种是将伴生气放空燃烧掉。一些大油井采用了伴生气轻烃回收技术，而因地域及条件等限制目前尚未能回收利用的一些分散的小油田每年烧掉的伴生气约10亿m³，相当于一百万吨石油。随着内陆油田的进一步开发，越来越多的伴生气会被浪费掉，而大部分油田对这部分能源没有能够有效回收利用，大多采取排放、燃烧的处理方法，对环境造成严重污染。

目前对轻烃的回收广泛采用的是低温分离法或低温分离法与其它方法的组合一复合回收法。伴生气通过某一种或几种方法，把其中丙烷以上的重组分从其他气体中分离出来而得到混合液烃，再分馏即可获得所需的产品-石油液化气和烃油。

根据是否回收乙烷，轻烃回收技术可分为两大类：一类是以回收C₂ ⁺为目的；另一类是以回收C₃ ⁺为目的。由于乙烷不易运输，只有当装置附近有乙烯装置时才考虑回收乙烷。目前国内油气田大部分轻烃回收技术主要以回收C₃ ⁺，然后加工成液化石油气等产品。

目前对油田伴生气的轻烃回收技术主要有：①利用透平膨胀机进行低温分离；②运用JouleThomson效应进行液化处理，即J-T膨胀阀制冷；③丙烷制冷；④油吸收法；⑤轻油回流；⑥涡流管；⑦膜分离；⑧直接换热(DHX)技术等。

吸附分离技术，特别是变压吸附(PSA)分离技术，是以压力为热力学参数，加压时使气体组分吸附，减压时被吸附组分解吸，在常温下进行的一种无热源吸附气体分离过程，目前发展迅速，已成功用于H₂、O₂、N₂和Ar等气体以及CH₄、C₂H₄、H₂O、CO₂和其他烃类等组分的分离、回收和精制，具有投资和操作费用、无环境污染、无设备腐蚀、工艺简单、吸附剂寿命长、操作弹性大、起动容易、自动化程度高、适用气源广、产品纯度高和节能降耗等显著特点。

例如，公开号为CN1134970A的中国专利文献公开了一种以变压吸附方式脱除混合气体中的氮、氧和氨等杂质而得到富含甲烷的混合气体的方法。公开号为CN1069670A的中国专利文献中公开了一种同时使用活性炭和分子筛作为吸附剂，从气态烃中脱除乙烷和乙烷以上烃类(C₂ ⁺)，得到纯净的甲烷产品气的变压吸附方法，其净化气中C₂ ⁺烃类物质的含量在50ppm～0.5V％范围内。公开号为CN1405129A的中国专利文献公开了一种旨在解决浓硫酸吸收法净化乙炔成本高和污染环境问题，采用变压变温吸附工艺从乙炔混合气中脱除C₃ ⁺以上烃类杂质并回收乙炔的方法，其再生步骤依次经历：或有逆放、抽空、加热冲洗、隔离、冷吹、抽空、充压，吸附的压力为0.13～0.30MPa，适用于天然气裂解制乙炔或其他含有高级不饱合烃的乙炔气的净化处理。

在上述涉及的伴生气的轻烃回收方法中，低温回收工艺是当前主要采用的方法，气体处理厂多采用深冷装置，虽具有操作简单，便于运输大等优点，但存在投资和操作费用较高，自动化程度低，设备腐蚀严重等缺点，该类型装置对于富气是较经济的，贫油吸收装置则既昂贵，又难于操作，现已很少采用。上述的变压吸附法也主要是为脱除天然气中C₂ ⁺或乙炔气中C₃ ⁺等，回收得到主要是甲烷、乙炔等的产品气，并且适用的压力范围、气体组分含量范围和处理的气量范围较窄，其中所用吸附剂的种类和装填比例较单一，具有明显的局限性。

发明内容

本发明的目的是提供一种从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，以解决从主要含有如丙烷、丙烯、丙炔、以及多于3个C原子的其它烷烃、烯烃、炔烃等轻烃成分的混合气体，特别可适用于从油田伴生气、煤层气、天然气裂解制C₂ ⁺烃气体、天然气等混合气体中，分离回收其中的C₃ ⁺烃类成分，以及从其它含有C₃ ⁺烃的工业废气中分离并回收C₃ ⁺烃类成分的问题。

本发明从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其基本过程同样是使混合气体在装填有吸附剂的吸附塔中经变压吸附过程(例如通常可包括吸附、均压、逆放、抽空和终充等步骤)被分离。其中吸附塔内对所说混合气体依次作吸附处理的吸附剂为具有中、微孔结构和比表面积为300～1500m²/g的氧化铝、活性碳和硅胶，其体积比例为氧化铝5％～50％，活性碳5％～90％，硅胶0～90％，且活性碳的用量应多于氧化铝，经逆放和抽空步骤，或经单独的抽空步骤得到分离回收的C₃ ⁺烃类成分。

吸附步骤中所用的吸附剂通常采用具有丰富的孔径为1～10nm微孔结构的吸附剂。如硅胶、活性碳、氧化铝等，为了满足不同分离目的应用的需要，根据被处理气体物质的分子大小、极性、沸点等物理性质的差别，通常采用二种或更多种不同的吸附剂和/或用量比例组成复合床使用。吸附作用时，通过相应吸附剂根据不同气体成分物理性质的差别进行有选择的吸附，达到使不同种类的气体成分被分离。对吸附剂种类和装填比例的选择，可依据被处理混合气体中所含C₃ ⁺烃、C₁和C₂烃等的成分组成和/或含量的不同而定。上述所说吸附剂中的氧化铝应装填于气体进口的吸附塔底部，主要用于脱除混合气体中水分、硫化物等并保护上层的吸附剂，其用量比例可根据混合气体中的水分、硫化物等含量和气体流量及吸附塔容积而确定；活性炭对C₂和C₃ ⁺有优异的吸附分离性能和效果，且吸附杂质后易于解吸。试验显示，硅胶类吸附剂对C₁和C₂ ⁺有较好分离效果，硅胶的使用与否和/或硅胶与活性炭两种吸附剂的装填比例，与被处理混合气体中C₁、C₂组分的含量比例有关，可根据混合气体中C₃ ⁺烃以及C₁和C₂烃等的组成情况和/或含量变化而定。例如，混合气体中的C₁、C₂烃组分中以C₁为主且占的比例较大时，则可增大吸附塔中硅胶吸附剂的装填量，而活性炭吸附剂的用量可相应减少；如果C₂烃所占的比例相对较大时，则可减少硅胶类吸附剂的用量，而增加活性炭吸附剂的装填量，以提高C₁、C₂与C₃ ⁺的分离效果，保证C₃ ⁺组分的回收率。另一方面，如果所处理的混合气体中C₃ ⁺烃的含量较低，则活性炭的装填量也可适当减小；如果混合气体中C₃ ⁺烃的含量较高，则在可以增加活性炭的装填比例。

对于变压吸附分离工艺过程而言，各吸附塔的每一循环单元中一般可以包括有如吸附(A)、顺放(PP)、多次均压降(EnD)、置换(RP)、冲洗(P)、抽空(V)、抽空冲洗(VP)、多次均压升(EnR)、最终压升(FR)等各操作步骤。在本发明的上述分离过程中，在按通常方式进行的吸附、均压、逆放等步骤后，抽空步骤是不可缺少的，并且该抽空步骤中最终的压力≤-0.05Mpa，并且最好能使其维持时间≥20秒钟，以利于保证使C₃ ⁺烃能有更为理想的回收率和/或纯度效果。在此基础上，变压吸附过程中的其它相应步骤，如包括均压降和/或均压升的均压步骤、顺放、置换、冲洗和最终升压等操作步骤的增减和/或步序的安排，则可根据具体工艺设计的操作压力、吸附塔顶端出口的净化精度(吸附塔顶端出口的净化气中C₃ ⁺的含量)等参数进行适当的选择和/或调整。

本发明上述变压吸附处理过程，所说的被分离处理的混合气体的压力一般在0.01～2.0Mpa(表压)范围内都可以顺利进行。吸附压力的选择主要取决于被处理的含C₃ ⁺烃混合气体的压力，只要采用的压力能使含C₃ ⁺烃混合气体能克服该变压吸附系统的阻力，即均为可行的操作压力。

在本发明上述变压吸附处理方法中，所说被处理混合气体中C₃ ⁺烃类成分的浓度的适用范围较宽，在0.05～70％(体积)的范围内一般均可以进行。

上述的分离回收过程，一般可在由2-12个吸附塔组成的吸附系统中进行。为了保证工艺的连续性，会在实际使用过程中还可以增加1～3个不装填吸附剂的空罐作为均压罐使用；为了保证产品气更加稳定的输出，也可在设计中增加1～2个产品气缓冲罐。系统中的每个吸附塔分别均需经过上述的循环操作单元过程，只是在时序上可相互错开，以保证吸附、回收过程连续进行。

本发明上述PSA处理方法中各步骤的具体过程可分述如下：

吸附过程：

(1)吸附(A)

含有C₃ ⁺烃的混合气体自下而上的进入具有约-0.09～2.0Mpa(表压)压力、已经解吸再生干净的吸附塔内进行吸附，在吸附塔内PSA吸附剂对C₃ ⁺烃等组分进行吸附，从吸附塔顶部出口端获得C₃+烃的含量最低可低于0.2％(V％)(此浓度可根据生产需要灵活调整)的净化气，该净化气输出到界外燃烧管网或其他装置如生产甲醇等下游产品，当吸附区的前沿向上移动到吸附塔的一定位置时，即C₃ ⁺烃在净化后的气体中达到工艺控制要求时，可视为该吸附剂已经到达本次吸附终点，此时中止送入原料气，停止吸附。根据需要，同时进行吸附的吸附塔可以是1-10个吸附塔。

再生过程：

(2)均压降(EnD)，即顺向降压

将吸附后的塔向需要均压升的吸附塔放压，回收吸附塔中的压力，提高本吸附塔中C₃ ⁺烃气体的浓度。均压降也可向压力较低的空罐进行。均压降的次数可以是0～10次，各次均压降可以连续进行或分开进行。

(3)顺放(PP)，即顺向放压

将吸附塔内的气体顺着净化气输出的方向从吸附塔出口端放出，顺放出的气体可回收或放空，也可作为冲洗气或抽空冲洗气。顺放步骤可以使本吸附塔内压力降低，同时使吸附塔内的C₃ ⁺烃气体得到浓缩。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

(4)逆放(D)，即逆向放压

将吸附塔内的气体逆着原料气进入的方向从吸附塔进口端放出并储存到逆放罐或解吸气缓冲罐中输出界外回收利用，本步骤可根据实际情况选用或取消。如之前已执行了均压降等步骤而使系统压力较低，或混合气体的吸附压力本身较低的情况下，可以不选用逆放步骤。

(5)置换(RP)

将C₃ ⁺烃气体含量较高的气体通入吸附塔，使吸附塔内C₃ ⁺烃气体含量进一步提高，可以使抽空解吸气中的C₃ ⁺烃气体纯度得以提高，有利于回收利用。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

(6)抽空(V)

用真空泵对吸附塔进行抽真空，将吸附塔内死空间和吸附剂吸附、滞留的C₃ ⁺烃气体抽空解吸出来，抽空也可分为V1和V2两个阶段，在这两个阶段之间还可插入抽空冲洗步骤，抽出的气体中C₃ ⁺烃气体得到浓缩，可返回系统中回收利用。在本发明的上述方法中，本步骤是必需选用的。

(7)抽空冲洗(VP)

该步骤是边抽空边冲洗同时进行的过程，即对本吸附塔在进行抽空解吸再生的同时，再将少量不含或含量很少的C₃ ⁺烃气体从吸附塔的出口端通入吸附塔，使吸附塔在抽空的同时进行冲洗再生。其冲洗气体的来源可为本吸附单元或其它吸附单元的净化气或顺放气。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

(8)升压(R)

即对完成再生步骤后的吸附塔用另一吸附单元的解吸气缓冲罐内压力较高的气体进行升压，加强对C₃ ⁺烃气体的浓缩。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

(9)均压升(ER)，即逆向充压

将完成再生步骤的本吸附塔和另一处于均压降的吸附塔或压力较高的缓冲罐内的气体进行压力均衡，回收有用压力。均压时气体自吸附塔顶部输入。均压升的次数与均压降的次数相对应。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

(10)最终升压(FR)，即终充

利用吸附塔出口的净化后气体对吸附塔进行充压，使吸附塔升压至接近吸附压力，准备进入下一吸附周期。根据实际情况本步骤可以选用或不选用。

含C₃ ⁺烃成分的混合气经本发明上述方法分离处理后，可以得到浓缩后富含C₃ ⁺烃的产品气，根据工况调整操作条件，可以使产品气中C₃ ⁺烃的含量为2～90％(v)，对C₃ ⁺烃的回收率可以达到90％以上，处理后的净化气中C₃ ⁺烃的含量最低可以至0.2％(v)以下，其主要成分是C₁和C₂，可以输出到界外燃烧管网或其他装置如生产甲醇等下游产品。因此，通过本发明方法处理后，能使混合气体中的C₃ ⁺烃原料资源得到满意的回收利用，既可以输出界外直接利用，也可以供进一步对其中的C₃、C₄等组分进行再分离后利用。由于本发明方法提高了产品气中C₃、C₄的浓度及分压，大大减轻了分离提纯混烃装置的能量消耗，且吸附工艺不需要冷量和热量，能耗低，所处理的含C₃ ⁺烃气体混合气体的浓度、混合气体压力及流量等适用范围更广，特别是回收低浓度的含C₃ ⁺烃气体，可以使许多原来无法回收的油田伴生气得以回收。同时，根据不同的实际需要，还可以通过增加均压次数等方式提高回收气中C₃ ⁺烃气体的浓度，吸附工艺灵活，适应性强，可以产生理想的经济效益和环保效益。

以下通过实施例的具体实施方式再对本发明的上述内容作进一步的详细说明。但不应将此理解为本发明上述主题的范围仅限于以下的实例。在不脱离本发明上述技术思想情况下，根据本领域普通技术知识和惯用手段做出的各种替换或变更，均应包括在本发明的范围内。

具体实施方式

实施例1

本实例为从油田伴生气中回收C₃ ⁺烃气体6塔变压吸附法，尾气流量约2000～10000Nm3/h，混合气体压力约0.50～0.70Mpa，被处理的气体成分组成如表1所示。

表1 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	v％	85.00～90.00	9.50～14.50	～0.50	100.0

本实施例中的吸附系统由6个吸附塔、2台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为2，各吸附塔中由下向上分别均装填有体积比例为1∶2∶7的氧化铝、活性碳和硅胶吸附剂。为了保证有较高的C₃ ⁺烃回收率和产品气中C₃ ⁺烃的高浓度，可选择2次均压降和在抽空步骤前增加逆放步骤，为了维持系统吸附压力稳定，采用了2次均压升和最终升压步骤，吸附压力约0.65MPa。

每个吸附塔循环操作过程相同，但在时间上均匀错开，分别相差六分之一个分周期，各塔的循环单元过程为：

A→E1D→E2D→D→V→E2R→E1R→FR→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为0.65MPa(表压)的上述含C₃ ⁺烃混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂烃等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段，吸附结束后，在逆放和抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为40～60％，输送至界区外回收工段。工艺过程中各个相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况用计算机设定控制。

经此例处理后的净化气中C₃ ⁺烃气体含量≤0.2％，回收产品气含C₃ ⁺烃气体为40～60％(v)，对所处理原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为3.5～4.5倍，C₃ ⁺烃气体的回收率＞98％。

实施例2

本实例为从混合气体中回收C₃ ⁺烃气体4塔变压吸附法，尾气流量约800～2000Nm3/h，混合气体压力约0.25～0.50Mpa，被处理的气体成分组成如表2所示。

表2 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	V％	70.00～78.00	12.00～20.00	～10.00	100.0

本例中的吸附系统由4个吸附塔、1台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为1，各吸附塔中分别装填有体积比例为1∶6∶3的氧化铝、活性碳和硅胶吸附剂。为了保证较高的C₃ ⁺烃回收率和产品气中C₃ ⁺烃的高浓度，可选择1次均压降和在抽空步骤前增加逆放步骤，为了维持系统压力稳定，采用1次均压升和最终升压步骤，吸附压力约0.40MPa。

每个吸附塔循环操作过程相同，但在时间上均匀错开，分别相差四分之一个分周期，各塔的循环单元过程为：

A→E1D→D→V→E1R→FR→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为0.40MPa(表压)的表2组成形式的混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂烃等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段，吸附结束后，在逆放和抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为35～70％(v)，输送至界区外回收工段。工艺过程中的各个相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况用计算机设定控制。

经此例处理后的净化气中C₃ ⁺烃气体含量为≤1.00％(v)，产品气含C₃ ⁺烃气体为35～70％(v)，对所处理的原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为2.5～3.5倍，回收率＞95％。

实施例3

本实施例为从油田伴生气中回收C₃ ⁺烃气体8塔变压吸附法，尾气流量约10000～20000Nm3/h，混合气体压力约0.90～1.10Mpa，被处理的气体成分组成如表3所示。

表3 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	v％	65.00～73.00	2.00～10.00	～25.00	100.0

本实施例中的吸附系统由8个吸附塔、3台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为3，各吸附塔中分别装填有体积比例为1∶5∶4的氧化铝、活性碳、硅胶吸附剂。为了保证较高的C₃ ⁺烃回收率和产品气中C₃ ⁺烃的高浓度，选择了3次均压降和在抽空步骤前增加逆放步骤，为了维持系统压力稳定，选择了3次均压升和最终升压步骤，吸附压力约1.0MPa。

每个吸附塔循环操作过程相同，但在时间上均匀错开，分别相差八分之一个分周期，各塔的循环单元过程为：

A→E1D→E2D→E3D→D→V→E3R→E2R→E1R→FR→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为1.0MPa(表压)的上表3中含C₃ ⁺烃混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂烃等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段，吸附结束后，在逆放和抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为25～45％(v)，输送至界区外回收工段。工艺过程中的各个相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况用计算机设定控制。

经此实例处理后的净化气中C₃ ⁺烃气体含量为≤0.50％(v)，产品气含C₃ ⁺烃气体为25～45％(v)，对所处理的原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为5～10倍，回收率＞95％。

实施例4

本实例为从混合气体中回收C₃ ⁺烃气体8塔带均压罐的变压吸附法，尾气流量约15000～25000Nm3/h，混合气体压力约1.20～1.50Mpa，被处理的气体成分组成如表4所示。

表4 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	v％	45.00～75.00	20.00～50.00	～5.0	100.0

本例的吸附系统由8个吸附塔、1台均压罐、3台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为3，各吸附塔中分别装填有体积比例为1∶8∶1的氧化铝、活性碳、硅胶吸附剂。为了保证较高的C₃ ⁺烃回收率和产品气中C₃ ⁺烃的高浓度，选择4次均压降和在抽空步骤前增加逆放步骤，为了维持系统压力稳定，增加4次均压升和最终升压步骤，吸附压力约1.30MPa。

A→E1D→E2D→E3D→E4D→D→V→E4R→E3R→E2R→E1R→FR→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为1.30MPa(表压)的上述含C₃ ⁺烃混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂烃等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段，吸附结束后，在逆放和抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为75～90％(v)，输送至界区外回收工段。工艺过程中的各相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况用计算机设定控制。

经此例处理后的净化气中C₃ ⁺烃气体含量为≤2.00％(v)，产品气含C₃ ⁺烃气体为75～90％(v)，对所处理的原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为1.5～2.8倍，回收率＞97％。

实施例5

本实例为从混合气体中回收C₃ ⁺烃气体10塔并带均压罐及产品气缓冲罐变压吸附法，尾气流量约25000～35000Nm3/h，混合气体压力约1.50～2.00Mpa，被处理的气体成分组成如表5所示。

表5 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	v％	78.00～90.00	8.00～20.00	～2.00	100.0

本例中的吸附系统由10个吸附塔、1台均压罐、1台产品气缓冲罐、4台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为3，各吸附塔中分别装填有体积比例为1∶7∶2的氧化铝、活性碳、硅胶吸附剂。为了保证较高的C₃ ⁺烃回收率和产品气中C₃ ⁺烃的高浓度，选择5次均压降和在抽空步骤前增加逆放步骤，并选择增加5次均压升和最终升压步骤，以维持系统压力稳定，吸附压力约1.80MPa。

本例设计的吸附压力较高，为了达到对C₃ ⁺的进一步浓缩，特增加了一次顺向放压过程，通过此步骤，吸留在吸附剂的C₃ ⁺得到初步浓缩。每个吸附塔循环操作过程相同，但在时间上均匀错开，分别相差十分之一个分周期，各塔的循环单元过程为：

A→PP→E1D→E2D→E3D→E4D→E5D→D→V→E5R→E4R→E3R→E2R→E1R→FR→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为1.80MPa(表压)的上述含C₃ ⁺烃混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂烃等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段。吸附结束后，在逆放和抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为25～60％(v)，输送至界区外回收工段。工艺过程中各相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况用计算机设定控制。

经此实施例吸附处理后，净化气中C₃ ⁺烃气体含量为≤0.30％(v)，产品气含C₃ ⁺烃气体为25～60％(v)，对所处理的原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为2.5～3.5倍，回收率＞99％。

实施例6

本例为从油田伴生气中回收C₃ ⁺烃气体3塔变压吸附法工艺，气体流量约100～1000Nm3/h，混合气体压力约0.01～0.20Mpa，被处理的气体成分组成如表6所示。

表6 分离回收前混合气体成分组成(v％)

组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑
组分	C₁+C₂	C₃ ⁺	H₂、N₂、CO₂等	∑	v％	84.00～98.50	0.50～15.00	～1.00	100.0

本例中的吸附系统由3个吸附塔、1台真空泵以及相应程控阀门、管道连接而成，每次同时处于吸附状态的吸附塔数量为1，各吸附塔中分别装填有体积比例为1∶9的氧化铝和活性碳吸附剂，吸附压力约0.05MPa。

每个吸附塔循环操作过程相同，但在时间上均匀错开，分别相差三分之一个分周期，由于本实例涉及的吸附压力相对较低，在设计压力工况下C₁和C₂与C₃ ⁺间的分离效果不及吸附压力较高时的好，在吸附剂的前沿(吸附塔的顶端)吸留的C₃ ⁺组分较多。为了保证回收率和下次吸附的净化回收效果，在再生方式上采取了抽空的一段时间内加入一定量不含或含量很少的C₃ ⁺烃气体，从吸附塔的出口端通入吸附塔，使吸附塔在抽空的同时进行冲洗再生，保证再生效果，循环单元过程为：

A→V→VP→V→A

本系统运行时，各个程控阀由计算机设定程序控制开关，约为0.05MPa(表压)的上述含C₃ ⁺烃混合气体经原料气管道进入吸附系统，在吸附塔内对混合气体中的绝大部分C₃ ⁺烃气体进行选择性物理吸附并滞留在吸附塔中，少量的C₃ ⁺烃气体及大部分C₁、C₂等气体从吸附塔顶部出口排出并输出界区外燃烧管网或回收工段。吸附结束后，在抽空步骤得到产品气，其中的C₃ ⁺烃气体含量约为25～60％(v)，输送至界区外回收工段。工艺过程中各相应步骤的时间由操作人员根据工艺状况从计算机上设定控制。

经此实施例吸附处理后，净化气中C₃ ⁺烃气体含量为≤0.30％(v)，产品气含C₃ ⁺烃气体为25～60％(v)，对所处理的原料气中C₃ ⁺烃气体的浓缩倍数为4.5～20倍，回收率＞90％。

Claims

1.从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，混合气体在装填有吸附剂的吸附塔中经变压吸附过程被分离，其特征是吸附塔内对所说混合气体依次作吸附处理的吸附剂为具有中、微孔结构和比表面积为300～1500m²/g的氧化铝、活性碳和硅胶，其体积比例为氧化铝5％～50％，活性碳5％～90％，硅胶0～90％，且活性碳的用量应多于氧化铝，至少经抽空步骤得到分离回收的C₃ ⁺烃类成分。

2.如权利要求1所述的从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其特征是所说的抽空步骤中最终的压力≤-0.05Mpa。

3.如权利要求2所述的从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其特征是所说的抽空步骤中最终压力≤-0.05Mpa的维持时间≥20秒。

4.如权利要求1至3之一所述的从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其特征是所说的混合气体的压力为表压0.01～2.0MPa。

5.如权利要求1至3之一所述的从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其特征是所说的混合气体中C₃ ⁺烃类成分的体积浓度范围为0.05～70％。

6.如权利要求1至3之一所述的从含有C₃ ⁺烃类的混合气体分离回收C₃ ⁺烃类的变压吸附方法，其特征是所说的分离回收过程在由2-12个吸附塔组成的吸附系统中进行。