带辅助系统的变压吸附法 一、技术领域
本发明属于变压吸附气体分离技术领域，具体涉及一种带辅助系统的变压吸附法，它可使变压吸附装置大型化更容易实现。
二、背景技术
在化工生产过程中产生的混合气，由于大多可分为易吸附组份和难吸附组份，因而可通过变压吸附方法将其分离回收并加以利用。
对于能同时获取易吸附组份和难吸附组份的变压吸附方法，已有技术公开的有一步法，如CN1195572A。由于在一步法的条件下易吸附组份不允许大量穿透吸附床，否则将使吸附塔出口被易吸附组份污染，影响难吸附组份的纯度，故吸附剂的利用率低，吸附塔容积较大，导致建立系统的成本较高。为了克服一步法存在的缺陷，CN1140418A和CN1235862A分别公开了两种串联吸附的方法。这两种方法均是将在第一级吸附后的气体全部作为第二级吸附的原料气再次进行吸附，并从第二级输出难吸附组份产品气。很显然，这在一定程度上提高了吸附剂的利用率，提高了难吸附组份的纯度，但第一级吸附的饱和深度不够，吸附剂仍然没有充分利用，所以均压结束后易吸附组份的纯度还不够，还要进行加压置换。众所周知，加压置换过程既占用系统循环时间，也是耗能过程。而且，在串联吸附中由于第二级是将第一级输出的气体全部作为原料气，这就需要第二级吸附地吸附剂用量、设备容积等均要与第一级配套，其造价势必较大，同时第二级原料气中易吸附组份的分压较低，导致第二级吸附剂的利用效率不高。
三、发明内容
本发明的目的是克服已有技术的缺陷，提供一种既能同时获得高纯度易吸附组份和难吸附组份，又能最大限度提高两者收率，且系统造价和总体能耗低的变压吸附法。
本发明的目的是通过在已存在的一个主吸附再生循环系统的基础上，再增加一个辅助的吸附再生循环系统来达到的。具体来说，是在由二个或二个以上吸附塔组成的吸附再生循环主系统存在下还设置了一个也由二个或二个以上吸附塔组成的吸附再生循环的辅助系统。工作时，需要分离回收处理的混合气体作为原料气首先进入主系统吸附塔吸附，难吸附组份作为产品气1由塔顶排出。随着吸附的进行，当难吸附组份中的易吸附组份含量为0.01～5％时，将产品气1输出切断，使塔顶继续输出的不合格产品气1切换进入辅助系统，直至主系统吸附塔顶输出的气体中易吸附组份达到控制浓度或与原料气中的浓度相同时，吸附步骤结束，随后依次进行均压降、抽空、均压升和终冲等工艺步骤，并将最终均压降的后半段气体和抽空气作为产品气2输出。由主系统输出的不合格产品气1进入辅助系统的吸附塔后，也依次进行吸附、均压降、抽空、均压升和终冲等工艺步骤，并在吸附过程中从塔顶输出合格的产品气1，最终均压降回收到主系统，抽空气作为原料气回收。
如果主系统吸附塔顶输出的不合格产品气1是间歇性的，可在两系统之间设置缓冲罐并通过缓冲罐收集后再进入辅助系统进行变压吸附处理。
为了进一步提高产品气的收率，并降低系统工程造价，本发明还采取了以下措施：
1、在主系统和辅助系统各设置有空塔，数目为0～8台，均压既可在主系统和辅助系统各自的吸附塔之间或/和吸附塔与空塔之间进行，也可在两系统之间的吸附塔或/和空塔之间进行，均压次数为1～10次。
2、主系统和辅助系统中处于同时进气与同时抽空的吸附塔数为1～10台。
另外，本发明中主系统和辅助系统内各自的最终均压降和相互之间的最终均压降可为逆向或顺向，具体根据工艺要求来确定。如在合成氨生产中的变换气脱碳、合成氨尾气提氢或甲醇尾气提氢时，易吸附组份因不作为产品气2输出，主系统的最终均压降则采用逆向，这样就可以利用塔内余压冲洗吸附床，带走一部分易吸附组份，减轻抽空负荷，降低抽空能耗。如某些混合气吸附分离时，易吸附组份要作为产品气2输出，其最终均压降则采用顺向。尤其当混合气中易吸附组份本身已达到较高浓度，最终均压降都可直接作为产品气2输出时，还可省去加压置换步骤，从而降低能耗。如以煤为原料的变换气生产合成氨、尿素时所产生的混合气，因其易吸附组份CO2的体积浓度就约有28％，经吸附，均压降后最终均压降，包括抽空气中的CO2平均含量就达98.5％以上，因而能直接作为产品气2输出，而不用再进行加压置换。但若某些混合气中易吸附组份浓度较低时，则仍需在主系统吸附塔的最终均压降后设置加压置换步骤。
本发明吸附塔内装填的吸附剂可为活性氧化铝、活性炭、分子筛、硅胶中的至少一种；使用时其填充方式、填充种类、填充组合、填充比例根据原料气成份及产品气要求的工艺指标来确定，这些都是本技术领域专业人员公知的知识。
综上所述，本发明与已有技术相比具有以下优点：
1、提高了吸附剂的利用率。由于本发明主系统的吸附剂饱和程度非常高，可达到极限状态，即吸附塔出口与入口的易吸附组份浓度一致，而一步法的吸附剂饱和程度只有30～50％。辅助系统由于只处理主系统已初步处理后的不合格产品气1，其处理量远远小于串联吸附的第二级，故在同样处理量的条件下，本发明中吸附剂的用量较小，其利用率则很高。
2、提高了产品气的收率。在本发明主系统吸附塔顶已获大部分高纯度的难吸附组份的基础上，一方面由于主系统吸附剂利用充分，饱和度非常高，吸附塔塔内死空间变小，从而提高了难吸附组份的收率，另一方面还因为有辅助系统继续协同处理已初步处理的不合格产品气1，输出合格的难吸附组份，并且还将辅助系统的一部分降压气体返回主系统作为升压气，又进一步提高了难吸附组份的收率。另外，由于利用本发明方法的吸附剂对易吸附组份的吸附量大，相应的易吸附组份放空量就小，加之还可将辅助系统抽空气直接返回刚刚抽空结束的主系统，所以本发明也提高了易吸附组份的收率。
3、提高了产品气的纯度。由于本发明主系统的饱和程度非常高，对应于吸附剂中易吸附组份的浓度也就高，难吸附组份就容易被提纯，加之还有辅助系统进一步提纯不合格的难吸附组份，所以难吸附组份的纯度可以做得很高，反之从最终均压降和抽空气中获得的易吸附组份纯度也很高。
4、降低了系统的建设成本与运行费用。由于本发明主系统饱和程度较之已有技术高，其吸附剂用量比较小，相应的配套设备与动力消耗也将减小，加之辅助系统仅需处理主系统已初步处理后不合格的产品气1，处理量远远小于串联吸附的第二级，系统尺寸也比串联吸附的第二级大大缩小，从而使系统的建设成本和运行费用都大大降低。
5、降低了能耗。由于本发明主系统饱和程度高，当原料气易吸附组份浓度较高时，最终均压降和抽空气均可直接作为产品气2输出，不需要进行加压置换，从而降低了能耗。即使原料气中易吸附组份浓度较低需在最终均压降后加压置换，也因吸附剂的深度饱和，使得置换量比已有技术的小，相应能耗也较小。另外如易吸附组份不作为产品气2输出，只要均压降次数不太多且最终均压降采用逆向降压方式，就可利用残压降低抽空能耗。
6、适用范围广。本发明提供的方法可适用具有不同分离系数混合气的吸附分离，如石油、化工、冶金生产过程中各种需要提纯的变换气、弛放气、焦炉烟道气、空气等。
四、具体实施方式
下面给出实施例并对本发明作进一步说明。有必要在此指出的是以下实施例不能理解为对本发明保护范围的限制，如果该领域的技术熟练人员根据上述本发明内容对本发明作出一些非本质的改进和调整仍属本发明保护范围。
实施例一：
本实施例是用于甲醇尾气提氢，原料气压强为表压1.8MPa。本实施例采用的是A.62220+B.31114流程，即主系统A为六塔流程，其中两塔同时进气，两塔同时抽空，两次直接均压，无间接均压；辅助系统B为三塔流程，其中单塔进气，单塔抽空，一次直接均压，四次间接均压。在主系统和辅助系统吸附再生循环的每一个时段中，各塔的步序如表1、2所示。
表1 A.62220 A1 吸附输出氢气 输出到B系统 A2 两次降压 放压 抽空 A3 抽空 三次升压 终冲 A4 升压 终冲 吸附输出氢气 A5 吸附输出氢气 输出到B系统 两次降压 放压 A6 抽空 三次升压
本实施例主系统的吸附再生循环过程以A1塔为例予以说明：甲醇尾气经管道输送至A系统界区内，通过流量控制系统输入到A系统。第一步，A1塔处于吸附状态，在此过程中杂质被吸附，合格的氢气从A1塔的顶部通过输出阀门送到产品气缓冲罐，当氢气中杂质的含量达到工艺指标限，即N2+CH4含量为0.1％时，关闭输出阀门，开启输送阀门；第二步，将不合格气体顺着进气方向通过缓冲罐送到B系统直至A1塔内的吸附剂接近饱和，使吸附剂得到充分利用，难吸附气体产品氢几乎完全穿透吸附剂；第三步，分两次顺着进气方向通过均压阀门逐步降低A1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次升高；第四步，逆着进气方向通过放压阀门将残余气体压强放压到接近大气压，这一过程将带走大量杂质，使抽空能耗大大降低；第五步，逆着进气方向通过抽空阀门将剩余杂质气体抽空解吸；第六步，分3次(其中一次来自B系统)逆着进气方向通过均压阀门逐步升高A1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次降低；第七步，将高纯度的氢气逆着进气方向通过终冲阀门将A1塔压强充至吸附压强。如此周而复始。
表2 B.31114 B1 吸附输出氢气 B2 5次降压 回收 抽空 B3 抽空 4次升压 终冲
本实施例辅助系统的吸附再生循环以B1塔为例予以说明：来自A系统的不合格氢气经管道通过缓冲罐输送至B系统界区内，进入B系统。第一步，B1塔处于吸附状态，在此过程中杂质被吸附，合格的氢气从B1塔的顶部通过输出阀门送到产品气缓冲罐，当氢气中杂质的含量达到工艺指标限，即N2+CH4含量为0.1％时，关闭输出阀门；第二步，分5次(其中一次作为A系统的升压气)顺着进气方向通过均压阀门逐步降低B1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次升高；第三步，顺着进气方向通过均压阀门将残余气体回收至A系统；第四步，逆着进气方向通过抽空阀门将杂质气体抽空解吸；第五步，分四次(其中一次已经送到A系统，不再返回本系统)逆着进气方向通过均压阀门逐步升高B1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次降低；第六步，将高纯度的氢气逆着进气方向通过终冲阀门将B1塔压强充至吸附压强。如此周而复始。
本实施例的产品氢气纯度为99.8％，收率为95％。
实施例二：
本实施例是用于尿素生产中的变换气分离，原料气压强为表压0.8MPa。本实施例采用A.C4320+B.81131流程，即主系统A为十二塔流程，其中四塔同时进气，三塔同时抽空，两塔直接均压，无间接均压过程：辅助系统B为八塔流程，单塔进气，单塔抽空，三次直接均压，一次间接均压。在主系统和辅助系统吸附再生循环的每一个时段中，各塔的步序如表3、4所示。
表3 A.C4320 A1 吸附输出氢氮气 输出到B系统 A2 两次降压 放压 抽空 A3 抽空 三次升压 终冲 A4 升压 终冲 吸附输出氢氮气 A5 吸附输出氢氮气 输出到B系统 两次降压 放压 A6 抽空 三次升压 A7 输出到B系统 两次降压 放压 抽空 A8 抽空 三次升压 终冲 A9 终冲 吸附输出氢氮气 Aa 吸附输出氢氮气 输出到B系统 两次降压 Ab 降压 放压 抽空 Ac 三次升压 终冲 吸附输出氢氮气
本实施例主系统的吸附再生循环过程以A1塔为例予以说明：变换气经管道输送至A系统界区内，通过流量控制系统输入A系统。第一步，A1塔处于吸附状态，在此过程中CO2被吸附，合格的氢氮气从A1塔的顶部通过输出阀门送到产品气缓冲罐，当氢氮气中CO2的含量达到工艺指标限，即0.2％时，关闭输出阀门，开启输送阀门；第二步，将不合格气体顺着进气方向直接送到B系统直至A1塔内的吸附剂接近饱和，即易吸附组份CO2的出口浓度接近入口浓度，使吸附剂得到充分利用；第三步，分两次顺着进气方向通过均压阀门逐步降低A1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次升高；第四步，顺着进气方向通过放压阀门将残余气体压强放压，当放压气体中的CO2含量达到工艺要求的98.5％时，将残余气体回收到CO2储气柜；第五步，逆着进气方向通过抽空阀门将剩余CO2气体抽空解吸并将其回收到CO2储气柜；第六步，分三次(其中一次来自B系统)逆着进气方向通过均压阀门逐步升高A1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次降低；第七步，将高纯度的氢氮气逆着进气方向通过终冲阀门将A1塔压强充至吸附压强。如此周而复始。
表4 B.81131 B1 吸附 四次降压 放压 抽空 B2 抽空 三次升压 终冲 B3 终冲 吸附 四次降压 B4 放压 抽空 三次升压 终冲 B5 三次升压 吸附 四次降压 B6 四次降压 放压 抽空 三次升压 B7 抽空 三次升压 吸附 B8 四次降压 放压 抽空 升压
本实施例辅助系统的吸附再生循环过程以B1塔为例予以说明：来自A系统的不合格氢氮气经管道输送至B系统界区内，进入B系统。第一步，B1塔处于吸附状态，在此过程中CO2被吸附，合格的氢氮气从B1塔的顶部通过输出阀门送到产品气缓冲罐，当氢氮气中CO2的含量达到工艺指标限，即0.2％时，关闭输出阀门；第二步，分四次(其中一次作为A系统的升压气)顺着进气方向通过均压阀门逐步降低B1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次升高；第三步，顺着进气方向通过均压阀门将残余气体回收；第四步，逆着进气方向通过抽空阀门将CO2气体抽空解吸；第五步，分三次(其中一次已经送到A系统，不再返回本系统)逆着进气方向通过均压阀门逐步升高B1塔的压强，对应的吸附塔压强逐次降低；第六步，将高纯度的氢气逆着进气方向通过终冲阀门将B1塔压强充至吸附压强。如此周而复始。
本实施例的产品氢气收率为99％，氮气收率为95％，产品氢氮气中二氧化碳含量为0.2％；产品二氧化碳气的收率为93％，纯度为98.5％。