从炼厂干气中回收C2+的二段分浓度PSA方法

摘要

本发明公开了一种从炼厂干气回收C2+的二段分浓度PSA方法，涉及分离回收石化尾气中有价物的技术领域，包括预处理工序、C2+吸附浓缩工序、中间净化工序、C2+吸附精制工序，其中，经过预处理的炼厂混合干气进入C2+吸附浓缩工序后流出的非吸附相气体为吸附废气，或直接作为氢气(H2)产品气，或作为燃料气，或作为提取氢气的原料气输出；流出的吸附相气体，经过中间净化工序后形成中间气体，再进入C2+吸附精制工序进行精制，流出的非吸附相气体，作为原料气与炼厂混合干气混合，返回到C2+吸附浓缩工序；流出的吸附相气体，C2+浓度为90～95％(体积比)以上，其中，甲烷杂质浓度小于4％，作为C2+提浓产品气输出，C2+的收率为90～95％以上。

权利要求

1.从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，包括如下工序：

(1)C2+吸附浓缩工序，经过预处理的炼厂干气作为原料气，进入由4个以上的吸附塔组成的一段变压吸附系统，对吸附质C2+及吸附杂质进行吸附浓缩，其中，吸附浓缩过程是由吸附、均压、顺放、逆放、抽真空、终充步骤组成，多塔循环操作，使得原料气连续地进入，操作温度为5～90℃，操作压力为常压至4.0MPa，有1个或多个吸附塔始终处于吸附步骤，其余吸附塔分别处于其他步骤，处于吸附步骤的吸附塔，原料气透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，或作为燃料气进入燃料气管网，或进入提取氢气或氮气或甲烷装置，或进入火炬系统；同时，从逆放或/及抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分、少量共吸附的极性较强的杂质组分及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分所组成的中间气体，进入下一个工序-中间净化工序；

(2)中间净化工序，来自C2+吸附浓缩工序的中间气体，经过鼓风机或压缩机压缩增压至略高于吸附压力，先后进入脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔，进行中间净化，脱除对产品气及后续工序有害的杂质；

(3)C2+吸附精制工序，经过中间净化工序的中间气体，进入由4个以上的吸附塔组成的二段变压吸附系统，对吸附质C2+进行吸附精制，其中，吸附精制过程是由吸附、置换、均压、顺放、逆放或抽真空、终充步骤组成，多塔循环操作，使得中间气体连续地进入，产品气连续产出，操作温度为5～90℃，操作压力为常压至4.0MPa，有1个或多个吸附塔，始终处于吸附步骤，其余吸附塔分别处于其他步骤，处于吸附步骤的吸附塔，中间气体透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+组分；吸附步骤完成后，采用产品气作为置换气体进行置换步骤，置换出共吸附的微量杂质组分及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分，形成置换废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+；从逆放或抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分及少量易于与C2+形成吸附平衡的杂质组分，作为产品气经过加压后输出；此时，产品气的C2+体积比浓度达到92～95％以上，甲烷体积比含量小于4％，C2+组分的收率达到90～95％以上。

2.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序，炼厂干气作为原料气是经过预处理系统，是由冷干机、气液分离器/活性炭吸附器、热交换器，以及鼓风机或压缩机组成，其中，冷干机是分离原料气中所含的游离水和少量的高碳烃冷凝液，再进入气液分离器或活性炭吸附器进一步分离冷凝液。

3.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序、C2+吸附精制工序采用的吸附塔内吸附剂为分子筛、氧化铝、活性炭、硅胶一种或多种组合。

4.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序、C2+吸附精制工序中均压、顺放步骤采用由程序控制阀与调节阀组合，或带有调节功能的程序控制阀组成的缓和均压方式进行；所述的C2+吸附浓缩工序和C2+吸附精制工序的操作压力在不同压力下进行差压变压吸附操作，其中，C2+吸附精制工序的操作压力大于C2+吸附浓缩工序的操作压力，并实现自动调控。

5.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序中的吸附浓缩是由吸附、置换、均压、顺放、逆放、抽真空、终充步骤组成，其中，置换步骤所采用的置换气体，来自C2+吸附精制工序的置换废气，或来自C2+提浓产品气；抽真空步骤后，引入C2+吸附精制工序的置换废气，或来自经过中间净化的中间气体，或来自原料气，或来自C2+吸附精制工序的吸附废气，或来自C2+提浓产品气。

6.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的中间净化工序的脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔之间，或设有换热器达到各步骤所需的操作温度，或不设换热器而从干燥器流出的带有一定温度的中间气体直接进入所述的C2+吸附精制工序，从该工序塔顶流出的吸附废气或/及置换废气经过换热器达到与C2+吸附浓缩工序的操作温度一致，与原料气混合进一步回收C2+组分；即，所述的C2+吸附浓缩工序与C2+吸附精制工序的操作温度在不同的温度下进行。

7.如权利要求1或6所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的中间净化工序，除加压步骤外，脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔步骤放置在所述的C2+吸附精制工序中，从逆放或抽真空步骤流出的是被吸附的C2+组分及少量易于与C2+形成吸附平衡的杂质组分，两者作为半产品气经过加压步骤和中间净化工序输出为产品气；增设精脱硫、深度干燥器步骤获得净化度更高的产品气。

8.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的炼厂干气是一种或多种来源不同的干气组成时，其中，C2+浓度高于混合干气平均C2+浓度的一种或多种干气，或不饱和干气，经过预处理后，直接与所述的中间气体混合进入C2+吸附精制工序。

9.如权利要求1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序中流出的吸附废气，直接作为产品氢气，其纯度95～99.9％，或新增一套PSA提纯H2装置，进一步获得纯度99.9～99.99％的H2产品，同时实现从炼厂干气回收C2+及H2。

说明书

从炼厂干气中回收C2+的二段分浓度PSA方法

技术领域

[0001] 本发明属于分离回收石化尾气中有价物的技术领域，更具体的说是涉及从炼厂干气回收C2+的二段分浓度PSA方法。

背景技术

[0002] 随着石油资源的日益短缺、劣质化和环保法规日益苛刻，世界石化工业正面临着新的挑战，资源的综合利用受到了前所未有的高度重视。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。

[0003] 目前，对炼厂干气中的C2+轻烃等价值较高的组分回收，可通过各种干气分离及提浓技术来实现，比如，变压吸附(PSA)、冷油吸收、低温冷凝、低温精馏、膜分离等方法回收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，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8～10％(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；冷油吸收工艺得到的C2+提浓产品气的纯度与收率较高，而能耗相对较高。本专利是针对现有的PSA技术存在的缺点进行革新，在保持PSA法能耗较低优势下，使得C2+提浓产品气的纯度与收率达到冷油吸收技术的水平，同时，还能得到冷油吸收工艺不能同时得到的H2产品气。

[0004] 现有的PSA法专利技术(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)。其中，针对炼厂干气回收C2+的专利(ZL200510129369.3)方法是，来自界区外经脱硫后的混合干气(含饱和与不饱和干气)，首先经冷干机后分离所含的游离水和少量的高碳烃冷凝液，再进入气液分离器进一步分离后同时进入由两组并联的多塔变压吸附装置，其中，两组并联的多塔PSA，是为了应对处理规模而言。这两组PSA流程基本一样。经预处理后的原料气由吸附段PSA-1(PSA-2)组底部进入，气体中绝大部分C2+(吸附质目标组分)有效组分被吸附剂选择性吸附，弱吸附组分H2、N2、CH4等杂质则通过床层从吸附塔顶流出，并作为吸附废气送出界区；二组交替切换操作，原料气体连续稳定输入，半产品气体连续稳定的输出。其中，逆放、抽真空步骤所形成的半产品气，一部分经置换气压缩机增压后返回到PSA-1(PSA-2)组中，以提高吸附塔里的C2+浓度；从一组塔顶流出的置换废气中仍含有一定的C2+组分，作为PSA-2(PSA-1)组的进料气，进一步提高C2+的回收率；一部分半产品气经过半产品气压缩机增压后去净化工段(后处理)；净化(后处理)工序包括，半产品气首先经过MDEA溶剂吸收的脱碳塔及脱硫脱碳工段脱除CO2和酸性组分；然后经过脱除重金属、脱砷、精脱硫、除氧、碱洗水洗、预净化、干燥、精干燥等一系列净化过程，得到合格的乙烯(C2+)提浓产品气，送出界区进入到乙烯生产装置进一步分离提取乙烯、乙烷等组分，或作为其他用途使用。

[0005] 现有技术主要存在着以下一些缺点：

[0006] 第一，C2+提浓产品气中的平衡甲烷含量高，一般为8～10％及以上。针对从吸附相提取产品而言，吸附质为C2+组分，现有技术本质上是将C2+在吸附塔内一次(级或组)吸附达到饱和，并通过置换来提高解吸气中的C2+浓度。从炼厂干气吸附相PSA提取C2+中，甲烷与乙烷/乙烯相对分离系数小(小于4)，且影响C2+组分吸附的强吸附杂质组分较多，比如CO2、C6+及H2O、S和重金属等，使得C2+提浓气纯度与收率的矛盾更加突出。原料气中的C2+浓度与CH4浓度较为接近，在床层中的两种组分各自的气固两相浓度差接近，更加不利于CH4/C2+之间的分离。因此，在吸附塔死空间率及饱和吸附量一定时，通过一次(级或组)吸附与置换等解吸步骤而要提高C2+提浓产品气的纯度，或，减少平衡甲烷含量，难以做到。相较于浅冷油吸收回收C2+工艺中的C2+提浓产品气甲烷含量小于4％水平，差距较大；

[0007] 第二，C2+提浓产品气的收率较低，一般为70～85％及以下，尤其是PSA提浓C2+装置运行超过1～2年后，产品气的收率降至60％左右。由于从吸附相中获得产品受制于产品气组分在吸附剂上的饱和吸附量及吸附塔死空间里的产品气组分浓度，因此，要使得产品气(C2+)组分浓度高，就得在解吸过程中采用产品气进行置换，使得吸附塔内的C2+浓度在解吸过程中处于较高的水平，有利于在逆放或抽空步骤中所形成的解吸气(即产品气)中的C2+浓度达标，但是，置换所需的置换气体(产品气)用量就越大，产生的置换废气就越多，其中的有效组分C2+随废气排放的量就越多，C2+的收率也就越低，虽然有一部分置换废气返回到原料气中加以回收C2+。如果原料气中的C2+浓度小于甲烷浓度，那么，为了保证C2+提浓产品气中的C2+浓度达标，置换气体的使用量会更多，排出的置换废气所携带出去的C2+就越多，收率就会越低；

[0008] 第三，C2+提浓产品气的纯度与收率之间的矛盾非常突出，也非常复杂，甚至会出现严重的“双降”现象，并在实际操作中无法采用从非吸附相PSA提取产品气(比如H2)那样，调低产品气纯度来维持或提升收率，或，调低收率来维持或提升产品气纯度。从炼厂干气吸附相PSA提取C2+工艺(现有技术)与从低沸点混合气吸附相提取产品(比如提取一氧化碳(CO)、氧气(O2)等)工艺的解吸机理有较大的差异：后者顺放、逆放、抽真空等步骤在低压吸附下起到解吸的关键作用。在吸附步骤完成后或均压、顺放步骤后设置置换步骤，其更多的作用是顶出死空间内有效组分(产品)，返回到原料气进料工段继续回收，增加产品收率；而前者(现有技术)在解吸过程中，一般把置换步骤放置在吸附完成后，其置换起到的更为关键的作用是“相似相溶”的“溶解”：将被吸附的有效组分C2+溶解出来，并置换出共吸附的弱吸附杂质组分，比如甲烷。此外，后者的产品气体分子相对较小，发生深度吸附时，适当增加置换气体循环量及抽真空度，一定程度上是解决深度吸附所导致再生难的一种方法；而前者(现有技术)的产品气分子量相对较大，极性较强，容易发生深度吸附，此时增加置换气体循环量或抽真空度，其作用不是很大，吸附剂再生完全比较困难。当吸附塔内C2+浓度过高，会进一步阻止被吸附的C2+组分“溶解”到置换气相中的传质过程进行，相反会进一步加深深度吸附，进而，前者(现有技术)的置换气量、置换时间、置换压力及温度，对置换效率有着较大的影响。因此，现有技术中的置换作用，更多的是为了顶出处于置换步骤的吸附塔床层死空间里的及共吸附的甲烷，却随着置换废气部分作为原料气返回到另一组吸附塔床层中而又发生甲烷共吸附及累积，导致C2+提浓产品气中的甲烷超标，达到8～10％以上；若要使得C2+产品气中的甲烷含量下降至冷油吸收回收C2+工艺的4％左右，只能尽量减少置换废气返回到原料气中，避免其中的甲烷累积，也将导致C2+的收率进一步下降，且下降的幅度很大，从目前设计值86％下降至70％。若实际工况中出现原料气波动，将会进一步降低C2+的收率；因此，要从沸程较宽的炼厂干气吸附相PSA提取C2+，尤其是其中甲烷含量相对较高的工况，从一级吸附开始就采用增设置换步骤，其作用对提高C2+产品气的纯度(提浓度)很有限，纯度与收率的反比矛盾非常突出，甚至会出现“纯度与收率同时降低”的“双降”现象；

[0009] 第四，吸附剂使用寿命较短，影响C2+提浓装置的稳定性。对从吸附相PSA提取产品，复合床层解吸(尤其是抽空)时所存在的吸附剂床层交叉污染现象，直接影响产品气纯度与吸附剂再生。因此，对从吸附相提取产品，原料气中与目标组分极性或相对分离系数相近的吸附杂质组分及其波动越多或越大，复合床层解吸中存在的交叉污染几率就越大，置换作用相对变得越重要，比如，从吸附相中提取CO2，其中的乙烷等杂质组分的沸点或极性，在常温常压下，比较接近。在这类吸附杂质组分含量比较低时，采用前段提CO2+置换工艺，导致这些相对较强的吸附杂质组分会随置换出来的气体，作为进入二段PSA从非吸附相提取产品的原料气，进入到二段PSA床层中，直接影响到非吸附相产品的纯度。一般是尽量排放置换废气，虽然会降低CO2产品气的收率。对于原料气组分沸程较宽的工况，比如，炼厂干气提浓C2+，由于有效组分(C2+)的极性介于CO2、H2O等极性杂质组分与CH4、CO等非极性杂质组分之间，复合床层交叉污染现象更为普遍，一次(级)PSA提浓C2+过程中的复合床层交叉污染不可避免，使得吸附剂本身的再生不完全，使用寿命会大大的降低；

[0010] 第五，原料气杂质组分复杂，诸如含有对吸附剂有毒的硫化物、重金属、砷、汞、CO2、水，以及C6+等杂质组分，使得现有技术的吸附剂使用寿命大幅度缩短。比如，对于负载铜活性组分的吸附剂，对不饱和C2+组分(含双键的烯烃)的吸附力较强，吸附容量也远大于不含负载铜活性组分的吸附剂。但是，原料气中的硫化物、重金属、砷、汞、水、C6+等杂质组分对负载铜活性组分的吸附剂有较大的中毒作用，使得活性组分失活，大大降低了吸附剂的吸附C2+的能力，吸附剂使用寿命也大大缩短。现有技术中的净化过程是放置在产品气输出后的工段，无法事先防止吸附剂中毒；

[0011] 第六，单位产品气的能耗仍然比较高。现有技术中，仍然依靠PSA循环操作的置换步骤将原料气中的C2+浓度一次(级)提浓到产品气所要达到的纯度，比如，从25％提升到86％。因此，鉴于吸附塔床层中的吸附剂的C2+饱和吸附量限制，要提升到86％的产品气浓度，势必要进一步加大置换气体(产品气)的循环量，使得吸附塔内的C2+浓度达到产品气的要求。循环量增加，能耗也随之增加。这种PSA置换气体的循环量，相当于精馏、吸收等分离过程的回流比，回流比越大，能耗就会越高，并且，在PSA置换过程中，还得排放置换废气，导致收率降低，且随着置换废气的排放而浪费了过程中的压能。故而，从相同纯度的单位产品所消耗的能耗(单耗)而言，现有技术并不比浅冷油吸收工艺节省多少，甚至在C2+收率降至
70％左右时，要比浅冷油吸收工艺的单耗还高；

[0012] 第七，从吸附相PSA提取产品，如果原料气中为强弱组分混合气，尽量要先进行预处理，将极性最强的杂质组分先脱除掉。比如，从转炉气提取CO(即也是从吸附相提取产品，类似现有技术)工况，先设置一组TSA干燥塔及脱硫、活性炭脱焦油等重组分杂质等预处理，然后再进入脱CO2的PSA塔，再进入CO提取工段，最后的CO是可以采用负载Cu(I)的活性炭或分子筛吸附剂，选择性吸附CO而与N2分离。其中的吸附废气部分返回到CO2脱除塔里进行回收，预处理的TSA再生气体也可来自CO吸附废气，再生废气仍然经过处理后作为CO2吸附进料气。如此等等，将各个吸附床层串联起来，进一步利用各个工段的床层不同功能，进行均压、置换、填真空、冲洗等操作，避免杂质在单级PSA床层的循环操作或置换回流中发生累积，以及有效组分CO的收率降低，保证CO产品气的纯度与收率相对较高的最优化运行；而对炼厂干气提取C2+，由于原料气组分复杂，与C2+极性相近的较强吸附杂质组分较多，诸如水、CO2、焦油、有机硫、C6+等。同时，低沸点组分也比较多，包括H2、N2、CO及CH4等，因此，尽量安排预处理，将大于C2+(主要是C2/C3)极性的强吸附杂质先脱除掉，诸如水、焦油、C4+、有机硫、CO2等。其中，CO2比较特殊，其沸点和在活性炭等上的吸附容量与乙烷/乙烯比较接近。因此，现有技术是在PSA提浓C2+后的(半)产品气进行脱碳脱硫等净化，会导致PSA提浓C2+的吸附剂负荷大幅度增加，吸附剂使用寿命会进一步降低；

[0013] 第八，现有技术实际上是二组一模一样的多塔进行并联，其中，一组PSA均处于吸附阶段，另一组PSA解吸，以应对较大规模的原料干气进料量(大于2万方/小时)，其中，另一组解吸刚开始的时候，即是置换步骤，此时置换废气返回到一组PSA原料进料气，进行回收，此时，即所谓的另一组置换部分回流返回到一组吸附塔的“二段”，其实，相对于吸附质组分C2+而言，没有进行真正意义上的分浓度二段，非吸附相的吸附废气直接排放了，也没有进行真正意义的分浓度二段。这种并联组合，一组多塔PSA同时进料吸附，另一组多塔PSA同时解吸出料。传统的一组多塔PSA系统其中的一个或几个塔吸附，而其余的塔，处于不同的解吸步骤，造成循环操作频繁切换，使得时序安排相对比较复杂。现有技术采用两组并联方式，系统中每个吸附塔内的逆向浓度梯度现象发生的机会大大减少，再生循环操作相对比较容易控制，使得置换步骤有足够的时间。然而，由于吸附与解吸的循环操作需要时间上匹配，解吸过程中增加了置换步骤，就会相应的增加了吸附时间。因此，对于C2+较强吸附质组分而言，容易发生深度吸附，并且在一定时间的深度吸附进一步加大在吸附剂通道内产生毛细管现象，使得吸附与解吸机理变得复杂，更加偏离原设计时所采用的吸附模型，比如，多组分的朗格缪尔-弗里德里希(L-F)模型等，吸附床层中及吸附剂颗粒孔内的浓度分布、传质过程等都发生变化，吸附与解吸的不匹配愈加严重，最后影响到吸附剂使用寿命及分离效率，直接影响了产品的纯度与收率。此时，原料气出现波动，这种吸附与解吸的不匹配性更加严重，收率或纯度必定出现“双降”。

发明内容

[0014] 本发明提供了一种从炼厂干气回收C2+的二段分浓度PSA方法，其核心思想是针对现有技术所存在的C2+提浓产品气中的甲烷含量过高、C2+收率低、置换气体循环量过大、一次(级)吸附与解吸的负荷过大，以及吸附剂使用寿命短等问题，提出了对吸附质C2+进行分浓度的二段PSA回收的方法，有效地解决了现有技术所存在的问题。本发明采用的具体方案如下：

[0015] 从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，包括如下工序：

[0016] (1)C2+吸附浓缩工序，经过预处理的炼厂干气作为原料气，进入由4个及/或以上的吸附塔组成的一段变压吸附系统，对吸附质C2+(碳二及以上的烃类组分)及吸附杂质进行吸附浓缩，其中，吸附浓缩过程是由吸附、均压(降与升)、顺放、逆放、抽真空、终充步骤组成，多塔循环操作，使得原料气可以连续地进入，操作温度为5～90℃，操作压力为常压至4.0MPa，有1个或多个吸附塔，始终处于吸附步骤，其余吸附塔分别处于其他步骤，处于吸附步骤的吸附塔，原料气透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，或作为燃料气进入燃料气管网，或进入提取氢气或氮气或甲烷装置，或进入火炬系统；同时，从逆放，或/及抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分、少量共吸附的极性较强的杂质组分(如二氧化碳CO2)及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分所组成的中间气体，进入下一个工序-中间净化工序；

[0017] (2)中间净化工序，来自C2+吸附浓缩工序的中间气体，经过鼓风机或压缩机压缩增压至略高于吸附压力，先后进入脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔，进行中间净化，脱除对产品气(C2+提浓气)及后续工序有害的杂质；

[0018] (3)C2+吸附精制工序，经过中间净化工序的中间气体，进入由4个及/或以上的吸附塔组成的二段变压吸附系统，对吸附质C2+进行吸附精制，其中，吸附精制过程是由吸附、置换、均压(降与升)、顺放、逆放/抽真空、终充步骤组成，多塔循环操作，使得中间气体连续地进入，产品气(C2+提浓气)连续产出，操作温度为5～90℃，操作压力为常压至4.0MPa，有1个或多个吸附塔，始终处于吸附步骤，其余吸附塔分别处于其他步骤，处于吸附步骤的吸附塔，中间气体透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+组分；吸附步骤完成后，采用来自产品气作为置换气体进行置换步骤，置换出共吸附的微量杂质组分及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分，形成置换废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+。从逆放或抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分及少量易于与C2+形成吸附平衡的杂质组分(如甲烷(CH4))，作为产品气(C2+提浓气)经过加压后输出。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到92～95％(体积比，以下类同)以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90～95％以上。

[0019] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩(1#PSA)工序，炼厂干气作为原料气是经过预处理系统，是由冷干机、气液分离器/活性炭吸附器、热交换器，以及鼓风机或压缩机组成，其中，冷干机是分离原料气中所含的游离水和少量的高碳烃冷凝液，再进入气液分离器或活性炭吸附器进一步分离冷凝液。

[0020] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序、C2+吸附精制工序采用的吸附塔内吸附剂为分子筛、负载活性组分的分子筛、氧化铝、活性炭、负载活性组分的分子筛、硅胶一种或多种组合。

[0021] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序、C2+吸附精制工序中均压(降与升)、顺放步骤采用由程序控制阀与调节阀组合，或带有调节功能的程序控制阀组成的缓和均压(缓均)方式进行。进一步，所述的C2+吸附浓缩工序和C2+吸附精制工序的操作压力可以在不同压力下进行差压变压吸附操作，其中，C2+吸附精制工序的操作压力大于C2+吸附浓缩工序的操作压力，并可实现自动调控。

[0022] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序中的吸附浓缩是由吸附、置换、均压(降与升)、顺放、逆放、抽真空、终充步骤组成，其中，置换步骤所采用的置换气体，可以来自C2+吸附精制工序的置换废气，或来自C2+提浓产品气；抽真空步骤后，可引入C2+吸附精制工序的置换废气，或来自经过中间净化的中间气体，或来自C2+吸附精制工序的吸附废气，或来自原料气，或来自C2+提浓产品气。

[0023] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的中间净化工序的脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔之间，或设有换热器达到各步骤所需的操作温度，或不设换热器而从干燥器流出的带有一定温度的中间气体直接进入所述的C2+吸附精制工序，从该工序塔顶流出的吸附废气或/及置换废气经过换热器达到与C2+吸附浓缩工序的操作温度一致，与原料气混合进一步回收C2+组分。即，所述的C2+吸附浓缩工序与C2+吸附精制工序的操作温度可以在不同的温度下进行。

[0024] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的中间净化工序，除加压步骤外，脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔步骤可放置在所述的C2+吸附精制工序中从逆放或抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分及少量易于与C2+形成吸附平衡的杂质组分(如甲烷(CH4))，作为半产品气(C2+提浓气)经过加压步骤的后面，经过中间净化工序(此时，改称为“产品净化工序”)输出的为产品气。进一步，可增设精脱硫、深度干燥器步骤获得净化度更高的产品气。

[0025] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的炼厂干气是一种或多种来源不同的干气组成时，其中，C2+浓度高于混合干气平均C2+浓度的一种或多种干气，或不饱和干气，经过预处理后，可以直接与所述的中间气体混合进入C2+吸附精制工序。

[0026] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附浓缩工序中流出的吸附废气，可以直接作为产品氢气(H2)，其纯度95～99.9％，或新增一套PSA提纯H2装置，进一步获得纯度99.9～99.99％的H2产品，同时实现从炼厂干气回收C2+及H2。

[0027] 更优的，所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，其特征在于，所述的C2+吸附精制工序，可以采用吸收塔、解吸塔组成的C2+油吸收工序代替，从吸收塔步骤流出的吸收废气(不被吸收的不凝气体)返回到C2+吸附浓缩工序，或与原料气混合进一步回收C2+或提取产品H2，或进入汽油吸收塔进一步吸收，从汽油吸收塔流出的不凝气体再返回到C2+吸附浓缩工序与原料气混合进一步回收C2+，从汽油吸收塔流出的重组分为富汽油(液体)输出；从吸收塔流出的富C2+气体进入解吸塔解吸，流出的C2+提浓产品气作为C2+产品气输出，解吸出来的吸收剂返回到吸收塔进行吸收，循环使用。其中，吸收剂为丙烷(C3)，或丁烷(C4，含正丁烷或异丁烷或混合丁烷)，或汽油，吸收温度为-50～40℃，吸收压力为1.0～4.0MPa。进一步，中间气体为饱和干气时，吸收剂采用丙烷，从吸收塔流出的富C2+气体，可以不经过解吸塔，直接作为C2+产品气直接进入，或经过处理后进入乙烷裂解炉生产乙烯。

[0028] 与现有技术相比，本发明的有益效果是：

[0029] (1)C2+提浓产品气中的甲烷含量低，可以达到冷油吸收工艺小于4％(体积比)的水平，使得C2+提浓产品气在作为乙烯生产原料气时，避免了携带进过多的甲烷所导致的乙烯生产转化率降低、分离流程中会增加能耗等问题。本发明针对C2+吸附质(产品气组分)进行了分浓度的二段PSA分离，使得C2+吸附质组分与其分离系数相近的甲烷杂质组分分别在二段的PSA塔中得到扩大，即，第一段PSA中，由于C2+组分与甲烷浓度相当，为避免甲烷产生过多的共吸附及在死空间里的聚集，在该段采用较短的吸附时间，或较低的吸附压力，或较高的吸附温度等措施，尽量排出甲烷，打破C2+组分与甲烷的吸附平衡；在第二段PSA中，进一步通过置换，或添加负载活性组分的复合吸附剂，或提高吸附温度等措施，再一次打破C2+组分与甲烷的吸附平衡，使得最终的C2+提浓产品气中的甲烷含量低于4％，达到冷油吸收工艺的水平。而现有技术(PSA法)很难达到该水平；

[0030] (2)C2+提浓产品气的收率高：通过分浓度的二段PSA分离，其中的第二段精制PSA中的置换废气及吸附废气，都要返回到第一段的初浓PSA工序中，进一步回收了其中的C2+，使得C2+收率达到90～95％以上，远超过现有技术的水平，即使为了同时提取非吸附相气体中的H2需要排放部分置换废气，其收率与冷油吸收工艺也基本相当；

[0031] (3)解决了现有技术C2+提浓产品气纯度与收率出现“双降”的问题，尤其是当原料气出现较大波动时，或同时要获得非吸附相的气体产品，比如H2：本发明通过对C2+吸附质进行分浓度的二段PSA分离回收，避免了一次(级)吸附-解吸循环过程中的PSA操作负荷过重、吸附剂的饱和吸附容量有限、置换气体循环量过大等问题，通过对饱和干气与不饱和干气实现分段进料、两段PSA的操作温度或操作压力的不同、吸附时间的差异，以及所装填的吸附剂种类与数量的不同等，灵活地应对原料气的波动，以及满足同时从非吸附相气体中提取产品(比如H2)等；

[0032] (4)吸附剂使用寿命延长，装置稳定性大大提高：本发明通过对C2+吸附质进行分浓度的二段PSA处理回收，并且，一段PSA与二段PSA之间可以通过调整每一段吸附时间与时序、采用防止对吸附剂造成剧烈冲刷的缓均、增设中间净化、置换气体互相利用、抽真空后的填空等步骤，在提高吸附效率的同时，避免吸附时间过长的深度吸附、一次(级或组)吸附与解吸负荷过大、均压次数过多造成对吸附剂的冲刷、置换气体循环量过大等造成吸附剂再生不完全、吸附剂中毒，以及吸附剂使用疲劳而引起寿命缩短等问题，使得装置稳定性增强；

[0033] (5)单位产品气能耗低：本发明由于采用分浓度的二段PSA方法，在两段PSA工序之间增设了鼓风机或压缩机，表面上看，增加了工艺能耗。但是，所增加的能耗换来了二段PSA置换气体循环量减少以及产品气纯度与收率的提高，使得同样纯度的单位产品气的能耗接近甚至低于现有技术的单位产品气的能耗，比得到相同纯度与收率产品气的冷油吸收工艺的单位产品气能耗要低的多，这是因为冷油吸收的吸收压力在解吸过程中基本完全浪费，并且在低压下进行吸收的效率极低；而PSA法中的吸附压力，部分可以在解吸过程的顺放、均压(降与升)、填空等步骤操作中得到利用，并且可以在低压下进行吸附与解吸的循环操作，PSA分离的效率比较高；

[0034] (6)本发明尤其适合原料气及过程中出现的波动：包括饱和干气与不饱和干气的分段进料，灵活地分段调节吸附时间、吸附压力与温度等操作条件来适应操作过程中的压力、温度、组分、流量等的变化，以及同时要从非吸附相气体中提取产品气(比如H2)的要求等，尤其适合大规模原料气出现波动的工况，比如10～60万吨/年炼厂干气处理量以上；

[0035] (7)本发明适合于高低压原料气的处理：现有技术在较高的吸附压力下极易产生深度吸附现象及偏离原有的吸附模型假设(比如，C2+吸附质在吸附剂上容易产生毛细管现象)，导致置换气体的循环量增加及吸附与解吸时间匹配而形成循环操作的难度加大。本发明由于采用分浓度的二段PSA方法，可以在各段PSA操作中避免深度吸附及与吸附模型假设的严重偏离，使得吸附与解吸容易匹配而形成循环操作。同时，对高低压原料干气，可以分段进料，有助于各段操作的稳定。

附图说明

[0036] 图1为实施例1流程示意图。

[0037] 图2为实施例2流程示意图。

[0038] 图3为实施例3流程示意图。

[0039] 图4为实施例4流程示意图。

[0040] 图5为实施例6流程示意图。

[0041] 图6为实施例7流程示意图。

[0042] 图7为实施例9流程示意图。

具体实施方式

[0043] 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。

[0044] 实施例1

[0045] 如图1所示，从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法，包括如下工序：

[0046] (1)C2+吸附浓缩工序，组分为乙烷(C2)22.7％(体积比，以下类同)，乙烯(C2)0.37％，丙烷(C3)6.3％，丙烯(C3)0％，碳四及以上组分(C4+)1.24％，甲烷(CH4)25.1％，氢气(H2)39.0％，氮气(N2)5.2％，氧气(O2)0.02％，一氧化碳(CO)0.01％，二氧化碳(CO2)
0.03％，以及其它诸如水、重金属、砷、硫化物等杂质0.03％，温度30～50℃，压力1.0～
2.0MPa的炼厂干气(饱和干气为主)，经过预处理后作为原料气，进入由6个吸附塔组成的一段变压吸附系统，即，采用6-2-2V的PSA模式，其中，2个塔处于吸附状态，另外4个处于解吸过程，2次均压，对吸附质C2+(碳二及以上的烃类组分)及吸附杂质进行吸附浓缩；吸附浓缩过程是由吸附、一级均压降、二级均压降、顺放、逆放、抽真空、一级均压升、二级均压升、终充步骤组成，6塔循环操作，使得原料气可以连续地进入，操作温度为30～50℃，操作压力
1.0～2.0MPa，在2个处于吸附状态的吸附塔中，原料气透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，作为燃料气进入燃料气管网，吸附时间小于100～200秒；同时，从逆放、抽真空步骤流出的是由被吸附的C2+组分、少量共吸附的极性较强的杂质组分(如二氧化碳CO2)及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分所组成的中间气体，其中，C2+含量被浓缩至64.0～67.5％，其余为甲烷氢(CH4-H2)及少量的被浓缩的杂质组分，比如，CO2、O2、As、Hg、重金属、水、硫化物等，进入下一个工序-中间净化工序；

[0047] (2)中间净化工序，来自C2+吸附浓缩工序的中间气体，经过缓冲罐、压缩机压缩增压至略高于吸附压力，1.1～2.2MPa，先后进入脱碳脱硫塔、脱砷器、脱重金属器、脱氧器、碱洗水洗塔、干燥塔及热交换器，进行中间净化，脱除对产品气(C2+提浓气)及后续工序有害的杂质，其中，CO2+CO≤10ppm，O2≤1ppm，重金属、砷、汞、水、硫化物等杂质均小于C2+提浓产品气进入乙烯生产装置工况的要求，温度为30～50℃，随后进入下一个工序-C2+吸附精制工序；

[0048] (3)C2+吸附精制工序，经过中间净化工序的中间气体，进入由5个吸附塔组成的二段变压吸附(2#PSA)系统，对吸附质C2+进行吸附精制，其中，吸附精制过程是由吸附、置换、一级均压(降与升)、顺放、逆放、终充步骤组成，5塔循环操作，使得中间气体连续地进入，产品气(C2+提浓气)连续产出，操作温度为30～50℃，操作压力为1.1～2.2MPa，有1个吸附塔，始终处于吸附步骤，吸附时间小于100～160秒，其余4个吸附塔分别处于其他步骤，处于吸附步骤的吸附塔，中间气体透过吸附塔床层从塔顶排出不被吸附的吸附废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+组分；吸附步骤完成后，采用来自产品气作为置换气体进行置换步骤，置换出共吸附的微量杂质组分(甲烷与氢气为主)及吸附塔内死空间里的不被吸附的其他杂质组分，形成置换废气，返回与原料气混合进入C2+浓缩吸附工序，进一步回收C2+。置换气体循环量小于C2+提浓产品气输出量的5～10％。从逆放流出的是，由被吸附的C2+组分及少量易于与C2+形成吸附平衡的杂质组分(如甲烷(CH4))，作为产品气(C2+提浓气)经过加压后输出。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到92～95％(体积比，以下类同)以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90～95％以上。

[0049] 实施例2

[0050] 如图2所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的炼厂干气(饱和干气为主)压力为0.2～0.3MPa，其它进料条件与实施例1一样，在预处理单元及中间净化工序采用鼓风机替代压缩机，最后，从C2+吸附精制(2#PSA)工序中流出的C2+提浓产品气，按照压力要求加压输送至界区外，此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到92％以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90％以上。

[0051] 实施例3

[0052] 如图3所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的炼厂干气(饱和干气为主)压力为3.0～4.0MPa，其它进料条件与实施例1一样，所述的C2+吸附浓缩工序、C2+吸附精制工序中均压(降与升)、顺放步骤采用由程序控制阀与调节阀组合的缓和均压(缓均)方式进行。其中，C2+吸附浓缩(1#PSA)、C2+吸附精制工序中各个塔进出口的进出口管上安装有对应的程序控制阀，并且连接各进出口管的两两间安装有调节阀，通过缓均，防止气体的流速在变压环境条件下发生过大的变化，对吸附剂、阀门、管道等设备产生严重的冲刷，同时，仍然按照实施例1的PSA操作模式，即，C2+吸附浓缩工序为6-2-2V(6个塔，2塔吸附，2次均压，抽空再生)，C2+吸附精制工序为5-1-1(5个塔，1塔吸附，1次均压，无抽空)，提升收率，达到同等规模原料处理量需要5～6次均压所能达到的水平，并实现在高压下的整个装置安全平稳地运行。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到93～95％以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到94～95％以上。

[0053] 实施例4

[0054] 如图4所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的C2+吸附浓缩工序中的吸附浓缩是由吸附、置换、二次均压(降与升)、顺放、逆放、抽真空、终充步骤组成，其中，置换步骤所采用的置换气体，可以来自C2+吸附精制工序的置换废气；抽真空步骤后，可引入来自C2+吸附精制(2#PSA)工序的部分吸附废气，从吸附塔底部进入进行填空，再进入后续的均压升、终充等循环过程。C2+吸附浓缩工序的置换步骤所采用的置换气体的流量，约为C2+吸附精制工序塔顶流出的吸附废气量的20～30％。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到92～95％以上，甲烷(CH4)含量小于
4％，C2+组分的收率可以达到92～95％以上。

[0055] 实施例5

[0056] 如图1所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的C2+吸附浓缩工序与C2+吸附精制工序的操作温度不同，C2+吸附浓缩工序的操作温度仍然为30～50℃，来自中间净化工序的中间气体，经过催化脱氧后的温度为70～90℃，不经热交换器，直接进入分子筛干燥器进行深度脱水，得到的经过深度干燥、温度为70～90℃的中间气体，直接进入C2+吸附精制工序，由此，从该工序吸附塔顶流出的吸附废气及置换废气，经过换热器至30～50℃，或返回到原料气，或进行对C2+吸附浓缩(1#PSA)工序抽空步骤后的填空，或部分排空；从该吸附塔底流出的逆放气，经加压后，小部分作为C2+吸附精制工序置换步骤用的置换气体，大部分作为C2+提浓产品气，经过热交换器至常温后输出界区。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到94～95％以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90～95％以上。

[0057] 实施例6

[0058] 如图5所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的炼厂干气是包括2股气体，其中，1股的压力为0.6～0.8MPa，组分及温度同实施例1所述的炼厂干气原料气相同，经过预处理后直接进入C2+吸附浓缩工序进行浓缩，由该工序塔底流出的逆放气及抽真空所形成的解吸气，作为中间气体，经过加压至2.0MPa，与另一股压力为2.0MPa的炼厂干气混合，进入中间净化工序中的各个单元进行净化。净化后的中间气体，直接进入C2+吸附精制工序，从该工序的吸附塔塔顶流出的吸附废气及置换废气，经过减压阀至0.6～0.8MPa，与1股的压力为0.6～0.8MPa原料气混合，一部分减压或不减压的吸附废气返回到C2+吸附浓缩工序的抽真空后进行填空；从该工序的吸附塔塔底流出的C2+提浓产品气，经加压后一部分作为置换气体，从该工序的完成吸附步骤的吸附塔塔底进入实施置换步骤，置换气体使用量为C2+提浓产品气量的10～15％；此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到90～95％以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90～95％以上。

[0059] 实施例7

[0060] 如图6所示，在实施例1、5和6所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的炼厂干气是包括2股气体，其中，1股为组分、压力及温度同实施例1所述的炼厂干气原料气相同的饱和干气，经过预处理后直接进入装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭与分子筛的C2+吸附浓缩工序的6个吸附塔组成的系统中进行浓缩，由该工序塔顶流出的吸附废气直接作为燃料气输出界区，塔底流出的逆放气及抽真空所形成的解吸气，作为中间气体，经过加压至1.0～2.0MPa，与另一股压力为1.0～2.0MPa、温度为30～50℃的不饱和炼厂干气混合，进入中间净化工序中的各个单元进行净化。其中，另一股不饱和干气的组分为，乙烯(C2)含量为14.45％，乙烷(C2)含量为12.45％，丙烷(C3)0.15％，丙烯(C3)1.5％，C4+含量为0.4％，H2含量为31.4％，甲烷(CH4)含量为24.20％，氮气(N2)含量为12.65％，O2含量为0.75％，CO2含量为2.0％，其他杂质为0.05％。两股干气在中间净化工序混合并经过净化形成的中间气体，进入装填有活性氧化铝、硅胶、负载铜(Cu(I))活性组分的活性炭与分子筛的C2+吸附精制工序的5个吸附塔组成的系统中进行精制，由该工序塔顶流出的吸附废气，作为原料气返回到C2+吸附浓缩工序，在该工序的吸附结束后采用经加压的C2+提浓产品气为置换气体，从该工序的吸附塔底进入进行置换，从塔顶流出的置换废气，一部分与进入到该工序的中间气体混合，一部分作为进料气填充C2+吸附浓缩工序抽空后的吸附塔；从该工序塔底流出的C2+提浓产品气，经过加压后输出界区使用。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到90～95％以上，甲烷(CH4)含量小于4％，C2+组分的收率可以达到90～95％以上。

[0061] 实施例8

[0062] 如图1所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的C2+吸附浓缩工序中流出的吸附废气，可以直接作为产品氢气(H2)，其纯度95～99.9％，或新增一套PSA提纯H2装置，进一步获得纯度99.9～99.99％的H2产品，同时实现从炼厂干气回收C2+及H2。

[0063] 实施例9

[0064] 如图7所示，在实施例1所述的从炼厂干气回收C2+的二段分浓度变压吸附(PSA)方法的基础上，所述的C2+吸附精制工序，采用吸收塔、解吸塔，以及C4(正丁烷或与异丁烷的混合物)为吸收剂组成的C2+油吸收工序代替，从吸收塔步骤流出的吸收废气(不被吸收的不凝气体)进入汽油吸收塔进一步吸收，从汽油吸收塔流出的不凝气体再返回到C2+吸附浓缩工序与原料气混合进一步回收C2+，从汽油吸收塔的塔底流出的重组分为富汽油(液体)，大部分输出使用，小部分作为汽油吸收剂返回到汽油吸收塔循环使用；从吸收塔流出的富C2+气体进入解吸塔解吸，流出的C2+提浓气，作为C2+产品气输出，解吸出来的吸收剂返回到吸收塔进行吸收，循环使用。其中，吸收塔的吸收剂为C4(含正丁烷或异丁烷或混合丁烷)，吸收温度为10～20℃，吸收压力为3.0～4.0MPa。此时，产品气(C2+提浓气)的C2+浓度可以达到94～95％以上，甲烷(CH4)含量小于2～3％，C2+组分的收率可以达到94～95％以上。

[0065] 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。