阅读说明：本技术 一种从混合气中回收乙烷的系统及工艺 (System and process for recovering ethane from mixed gas ) 是由 陈光进 彭晓婉 陈婉 杨明科 于 2019-03-29 设计创作，主要内容包括：本发明提供一种从混合气中回收乙烷的系统及工艺。该系统包括分离塔、气提塔、循环闪蒸罐、解吸塔；分离塔底部设原料气入口、浆液出口,顶部设浆液入口、气体出口,用于实现原料气和浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附；气提塔底部设浆液出口、气体入口,中部设第一浆液入口,顶部设第二浆液入口、气体出口,用于实现气体与分别从第一浆液入口、第二浆料入口进入的浆液逐级逆流接触进行吸收-吸附；循环闪蒸罐、解吸塔均分别设浆液入口、气体出口、浆液出口；分离塔浆液出口与气提塔第一浆液入口连接,气提塔浆液出口与循环闪蒸罐浆液入口连接,循环闪蒸罐气体出口与气提塔气体入口连接,循环闪蒸罐浆液出口与解吸塔浆液入口连接。(The invention provides a system and a process for recovering ethane from a mixed gas. The system comprises a separation tower, a stripping tower, a circulating flash tank and a desorption tower; the bottom of the separation tower is provided with a raw material gas inlet and a slurry outlet, and the top of the separation tower is provided with a slurry inlet and a gas outlet, so that the raw material gas and the slurry are in stepwise countercurrent contact in the tower to carry out absorption-adsorption; the bottom of the gas stripping tower is provided with a slurry outlet and a gas inlet, the middle part of the gas stripping tower is provided with a first slurry inlet, and the top of the gas stripping tower is provided with a second slurry inlet and a gas outlet, so that gas and slurry entering from the first slurry inlet and the second slurry inlet respectively are in stepwise countercurrent contact for absorption-adsorption; the circulating flash tank and the desorption tower are respectively provided with a slurry inlet, a gas outlet and a slurry outlet; the slurry outlet of the separation tower is connected with the first slurry inlet of the stripping tower, the slurry outlet of the stripping tower is connected with the slurry inlet of the circulating flash tank, the gas outlet of the circulating flash tank is connected with the gas inlet of the stripping tower, and the slurry outlet of the circulating flash tank is connected with the slurry inlet of the desorption tower.)

一种从混合气中回收乙烷的系统及工艺

技术领域

本发明涉及混合气体的分离工艺，尤其涉及在天然气轻烃回收工艺中，分离甲烷和乙烷的工艺，具体为一种从天然气中回收乙烷的工艺。

背景技术

在化石燃料的开采以及利用过程中会伴生含大量经济组分的气体，如催化裂化干气、裂解干气等，其中的乙烷是经济价值较高的组分，炼油企业均有回收利用的需求。

天然气加工以及石油炼化过程中通常会涉及甲烷和乙烷的分离。例如天然气轻烃回收工艺中乙烷的回收，主要涉及的是甲烷和乙烷的分离。炼厂干气中回收乙烷、乙烯等产品涉及甲烷与C₂组分的分离。对于现有的分离甲烷与乙烷的分离工艺，主要有低温精馏法、变压吸附、膜分离及水合物分离法。目前应用最为广泛的是低温精馏方法，可以达到很好的分离效果和高纯度的产品，但是常规的低温精馏方法需在高压、-110℃左右这样苛刻的条件下进行，并且所需动力设备较多，运行费用和设备投资较高，在经济效益上并不合算。而其他工艺，如变压吸附、膜分离等，存在成本较高，操作上困难的问题，未能得到广泛应用。近年来提出的水合物分离方法用于分离低沸点气体混合物，也可用于分离甲烷、乙烷。利用不同气体形成水合物的难易程度不同，可通过生成水合物使易生成水合物的组分优先进入水合物相，从而实现气体混合物的分离。水合物法可以在0℃以上的温和条件下进行，与低温精馏法相比，能耗大大降低，但仍存在水合物生成压力较高，生成速率不易控制等问题。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种从混合气中回收乙烷的系统及工艺，利用该工艺及系统能够实现从乙烷含量低的混合气如天然气中回收乙烷。

本发明提供一种从混合气中回收乙烷的系统，其中，该系统包括分离塔、气提塔、循环闪蒸罐、解吸塔；其中，

分离塔的底部设有原料气入口、浆液出口，顶部设有浆液入口、气体出口；该分离塔用于实现从原料气入口进入分离塔的原料气和浆液入口进入分离塔的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附；

气提塔底部设有浆液出口、气体入口，中部设有第一浆液入口，顶部设有第二浆液入口、气体出口；其中，中部指气提塔上第二浆液入口到气体入口之间的位置；该气提塔用以实现从气体入口进入的气体与从第一浆液入口进入的浆液以及从第二浆料入口进入的浆液逐级逆流接触进行吸收-吸附；

循环闪蒸罐设有浆液入口、气体出口、浆液出口；

解吸塔设有浆液入口、气体出口、浆液出口；

其中，分离塔的浆液出口与气提塔的第一浆液入口连接，气提塔的浆液出口与循环闪蒸罐的浆液入口连接，循环闪蒸罐的气体出口与气提塔的气体入口连接，循环闪蒸罐的浆液出口与解吸塔的浆液入口连接。

在上述系统中，优选地，循环闪蒸罐的气体的出口设置于循环闪蒸罐的顶部，循环闪蒸罐的浆液出口设置于循环闪蒸罐的底部。

在上述系统中，优选地，解吸塔的气体的出口设置于解吸塔的顶部，解吸塔的浆液出口设置于解吸塔的底部。

在上述系统中，优选地，该系统进一步包括第一冷却器；第一冷却器的入口与循环闪蒸罐的气体出口连接，第一冷却器的出口与气提塔底部的气体入口连接，用于将循环闪蒸罐闪蒸出的气体在进入气提塔之前进行冷却降温。

在上述系统中，优选地，该系统进一步包括气体压缩机；气体压缩机的入口与循环闪蒸罐的气体出口连接，气体压缩机的出口与气提塔底部的气体入口连接，用于将循环闪蒸罐闪蒸出的气体增压输送至气提塔。

在上述系统中，优选地，解吸塔底部的浆液出口分别与分离塔顶部的浆液的入口、气提塔顶部的第二浆液的入口连接，用以实现解吸塔解吸后浆液的回收利用。

在上述系统中，当解吸塔底部的浆液出口分别与分离塔顶部的浆液的入口、气提塔顶部的第二浆液的入口连接，用以实现解吸塔解吸后浆液的回收利用时，该系统较佳进一步含括第二冷却器、第三冷却器，第二冷却器的入口与解吸塔底部的浆液出口连接，第二冷却器的出口与分离塔顶部的浆液的入口连接，用于将解吸塔内解吸后的浆液在进入分离塔之前进行冷却降温，第三冷却器的入口与解吸塔底部的浆液出口连接，第三冷却器的出口与气提塔顶部的第二浆液的入口连接，用于将解吸塔内解吸后的浆液在进入气提塔之前进行冷却降温。

在上述系统中，当解吸塔底部的浆液出口分别与分离塔顶部的浆液的入口、气提塔顶部的第二浆液的入口连接，用以实现解吸塔解吸后浆液的回收利用时，该系统较佳进一步包括第一浆液增压泵、第二浆液增压泵，第一浆液增压泵的入口与解吸塔底部的浆液出口连接，第一浆液增压泵的出口与分离塔顶部的浆液的入口连接，用于将解吸塔内解吸后的浆液增压输送至分离塔，第二浆液增压泵的入口与解吸塔底部的浆液出口，第二浆液增压泵的出口与气提塔顶部的第二浆液的入口连接，用于将解吸塔内解吸后的浆液增压输送至气提塔。

在上述系统中，优选地，所述分离塔的平衡级数为3-5级；所述气提塔的平衡级数为5-10级。

在上述系统中，分离塔、气提塔的塔高可以通过公式塔高＝传质单元高度×传质单元数确定，其中，传质单元高度为0.5m-1.5m，传质单元数为平衡级数，其中平衡级数可以根据进料组成、回收乙烷的纯度确定，分离塔的平衡级数根据进料组成和塔顶气体的纯度确定(例如分离甲烷、乙烷混合气以甲烷的纯度要求确定)，气提塔的平衡级数根据进料组成以及塔底浆液中乙烷纯度确定。分离塔、气提塔的塔径可以根据进料量的大小，也就是塔内气液相负荷确定。具体设计方法符合吸附塔的塔高、塔径的常规设计要求。

在上述系统中，气提塔中第一浆液入口的具***置根据由第一浆液入口进入的浆液中乙烷的含量以及气提塔工作状态下不同位置的乙烷含量进行设计，其设计符合吸附塔的进料入口的常规设计要求。

在上述系统中，解吸塔可选用低压解吸罐。

本发明还提供一种使用上述从混合气中回收乙烷的系统从混合气中回收乙烷的工艺，其中，该工艺包括如下步骤：

1)使混合气进入与浆液在分离塔内逐级逆向接触进行吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液；其中所述浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；

2)第一吸收-吸附浆液由气提塔中部进入，浆液由气提塔顶部进入，循环闪蒸罐闪蒸出的气体由气提塔底部进入，气体与吸收-吸附了乙烷的浆液以及浆液逐级逆流接触，在零下15℃-零上10℃、1-10Mpa条件下，进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液；第二吸收吸附浆液在循环闪蒸罐内进行减压闪蒸得到第三吸收吸附浆液；闪蒸出的气体进入气提塔底部，参与气提塔的吸收-吸附，形成循环；

其中，中部指气提塔上所述浆液进入位置与所述气体进入位置之间的位置；

3)第三吸收吸附浆液进入解吸塔进行解吸，得到乙烷；

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，分离塔内的温度为零下15℃-零上10℃，压力为1-10MPa条件；更优选地，分离塔内的压力为5-10MPa。

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，气提塔内的压力为1-5MPa。

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，该工艺还包括：解吸塔解吸后的浆液分别返回分离塔及气提塔循环使用；更优选地，解吸塔解吸后的浆液在返回分离塔、气体塔之前进行冷却；进一步优选地，解吸塔解吸后的浆液在返回分离塔、气体塔之前分别冷却到分离塔、气体塔内的温度。当解吸塔后浆液经循环泵返回分离塔、气提塔时，经过循环泵后，浆液会升温，此时可以将浆液分别降温至分离塔、气提塔塔内温度后在输送进入分离塔、气提塔，其原因在于低温更加利于吸收-吸附过程。

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，所述减压闪蒸的压力为0.3-0.7MPa。

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，混合气中乙烷的含量不高于10mol.％。

在上述回收乙烷的工艺中，优选地，所述混合气为重关键组分为乙烷的混合气；更优选地，所述混合气为天然气；进一步优选地，所述混合气为甲烷和乙烷的混合气。

采用ZIF-8/水-乙二醇浆液体系，水-乙二醇溶剂为吸收剂，ZIF-8为吸附剂，可以实现吸收-吸附耦合法分离轻质气体混合物。以分离甲烷与乙烷混合气为例，分离机理如下：溶剂分子在ZIF-8颗粒周围形成了一层液膜，对不同气体分子具有渗透选择性，乙烷比甲烷更易于进入这层膜。并且ZIF-8本身对乙烷的选择吸附能力大于对甲烷的选择吸附能力，进一步选择性吸附溶解气中的乙烷和甲烷。相当于实现了吸收-吸附分离效果的叠加，从而使悬浮浆液对乙烷、甲烷的分离效果高于单一吸收分离或单一吸附分离。ZIF-8/水-乙二醇浆液体系不仅能够再生，同时具有优秀的稳定性。由于浆液是可流动的，所以可在分离塔内实现多级分离。

上述回收乙烷的工艺主要由气体的吸收-吸附以及浆液的解吸两个环节构成。其中吸收-吸附环节运用两段分离的方式，分别在分离塔和气提塔中进行吸收-吸附，分离塔内气液比大从而分离塔内的吸收吸附操作用于分离甲烷(以及混合气中的其他气体组分)，气提塔内气液比小从而气提塔内的吸收吸附操作用于回收乙烷。分离塔的操作压力可与原料气压力保持一致，用于塔顶富甲烷(以及混合气中的其他气体组分)的保压。气提塔的压力较分离塔低，可选取利于乙烷与混合气中其他气体分离的最佳压力。解吸环节通过循环闪蒸罐及解吸塔进行，循环闪蒸罐蒸出的气体大部分为乙烷还含有部分甲烷(以及混合气中的其他气体组分)，该气体返回气提塔，提高了气提塔内乙烷浓度，有利于气提塔内浆液中乙烷的吸收-吸附以及混合气中其他气体的分离。循环闪蒸后的浆液在解吸塔内进行解吸回收得到高纯度的乙烷。

本发明提供的系统及工艺可适用于分离甲烷、乙烷混合气，可适用于天然气脱除甲烷及其他轻质组分、回收乙烷组分。但该工艺流程的适用范围并不仅限于上述方面。

与现有技术相比，本发明提供的技术方案具有如下有益效果：

(1)本发明提供的技术方案可以实现从乙烷含量低的混合气如天然气中回收乙烷。

(2)现有工艺通常选用一段分离的方式，即在单塔中完成全部的吸收-吸附操作，然而当混合气中乙烷气体的含量低时，一段方式无法适用。当混合气中乙烷气体的含量低时，如果运用单塔操作，由于原料气(即混合气)中乙烷含量低，循环闪蒸罐闪蒸出的气体量少，返塔后导致塔的下段气相负荷过小，气相可能被浆液全部吸收，从而导致气相量不足、液相负荷大，致使发生淹塔。本发明提供的技术方案有效避免了上述问题。

(3)本发明提供的技术方案中分离塔与气提塔可以根据进料及功能的不同灵活设计塔高及塔径，相比于单塔操作更加经济、合理。

(4)不同于常规的低温精馏方法，本发明提供的技术方案可实现在如零下15-零上10℃、1-5MPa的温和条件下进行混合气体中乙烷的回收，并且吸收-吸附过程与解吸过程温度相对恒定操作，没有因温度起伏产生的能耗，从而使得整个流程能耗低，设备投资和操作成本低。

附图说明

图1为实施例1提供的从混合气中回收乙烷的系统的示意图。

图2为对比例1所用的从混合气中回收乙烷的系统的示意图。

图3为对比例2所用的从混合气中回收乙烷的系统的示意图。

图4为对比例3所用的从混合气中回收乙烷的系统的示意图。

图5为对比例4所用的从混合气中回收乙烷的系统的示意图。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

在下述实施例及对比例中，均将解吸后的浆液进行了循环再利用，图1-图5以及摘要附图均为循环状态下的示意图，其中，低压解吸罐V102底部浆液出口直接与分离塔T101和/或气提塔T102顶部的浆液入口相连。在此说明，在未形成稳定循环阶段，由分离塔T101和/或气提塔T102顶部的浆液入口进入的浆液由浆液供液设备根据实际情况进行全部提供或部分补充，待循环稳定后浆液供液设备停止提供浆液。

实施例1

本实施例提供一种从混合气中回收乙烷的系统，其结构如图1所示。

该系统包含分离塔T101、气提塔T102、循环闪蒸罐V101、低压解吸罐V102、循环压缩机K101、循环气冷却器E101、循环浆液冷却器E102和E103、循环浆液增压泵P101和P102；其中，分离塔T101为短粗形塔，气提塔T102为细长形塔；

分离塔T101底部设有原料气入口、浆液出口，顶部设有浆液入口、气体出口，该分离塔T101能够实现从底部原料气入口进入分离塔T101的原料气和从顶部浆液入口进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附；

气提塔T102底部设有浆液出口、气体入口，中部设有第一浆液入口，顶部设有第二浆液入口、气体出口；气提塔T102用以实现从气体入口进入的气体与从第一浆液入口进入的浆液以及从第二浆料入口进入的浆液逐级逆流接触进行吸收-吸附；

循环闪蒸罐V101浆液入口，顶部设有气体出口，底部设有浆液出口；

低压解吸罐V102设有浆液入口，顶部设有气体出口，底部设有浆液出口；

分离塔T101底部的浆液出口离开分离塔T101的浆液被送入气提塔T102的中部；

其中，分离塔T101底部的浆液出口与气提塔T102中部的第一浆液入口连接；气提塔T102底部的浆液出口与循环闪蒸罐V101的浆液入口连接；循环闪蒸罐V101顶部的气体出口与循环压缩机K101的输入口连接，循环压缩机K101的输出口与循环气冷却器E101的输入口连接，循环气冷却器E101的输出口与气提塔T102顶部的气体入口连接；循环闪蒸罐V101底部的浆液出口与低压解吸罐V102的浆液入口连接；低压解吸罐V102底部的浆液出口分别与循环浆液增压泵P101、P102的输入口连接，其中，循环浆液增压泵P101的输出口与冷却器E102的输入口连接、冷却器E102的输出口与气提塔T102顶部的第二浆液的入口连接，循环浆液增压泵P102的输出口与冷却器E103的输入口连接、冷却器E103的输出口与分离塔T101顶部的浆液入口连接，用以实现低压解吸罐V102解吸后浆液的回收利用。

另外，该系统可以根据实际情况，在分离塔T101、气提塔T102、压解吸罐V102的气体出口连接压缩机用以将其内的气体输送进入气体输送管网，例如图1所示，气提塔T102的气体出口连接压缩机K102，用以将其内的甲烷气体输送进入甲烷气体输送管网。

本实施例提供一种从甲烷(CH₄)、乙烷(C₂H₆)混合气中回收乙烷的工艺，该工艺使用本实施例提供的上述从混合气中回收乙烷的系统进行(其中，分离塔T101塔高为1.5-2.5m，塔径为1-1.5m；气提塔T102塔高为2.5-5m，塔径为0.5-1m)，具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口进入分离塔T101的原料气与从顶部进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷；其中甲烷气体直接进入甲烷输送管网，

其中，原料气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，分离塔T101内的温度为0-5℃、压力为5-10MPa；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至气提塔T102的第一浆液入口进入气提塔T102，由循环闪蒸罐V101减压闪蒸得到的循环闪蒸气体经循环压缩机K101加压到后、进入循环气冷却器E101降温至气提塔T102内的温度、然后由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔T102内，上述进入气提塔的循环闪蒸气体与第一吸收-吸附浆液以及由气提塔T102顶部第二浆液入口进入的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在气提塔T102塔顶富集，通过气提塔T102顶部的气体出口收集气提塔T102塔顶富集的甲烷，甲烷气体经过压缩机K102后进入甲烷输送管网，第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部，通过气提塔T102底部的浆液出口输送到与其相连的循环闪蒸罐V101中；第二吸收-吸附浆液进入循环闪蒸罐V101中进行减压闪蒸得到循环闪蒸气以及第三吸收-吸附浆液，其中，循环闪蒸罐V101进行减压闪蒸得到的循环闪蒸气经循环压缩机K101、循环气冷却器E101进入气提塔T102参与气提塔T102的吸收-吸附，形成循环；

其中，气提塔T102内的温度为0-5℃、压力为1Mpa；循环闪蒸罐V101减压闪蒸的压力为0.3-0.7Mpa；

3)第三吸收吸附浆液由循环闪蒸罐V101底部的浆液出口输送至低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸，得到乙烷；解吸后得到的浆液分别经过循环浆液增压泵P101、P102增压，再各自通过冷却器E102、E103降温至0℃后分别输送至分离塔T101顶部浆液入口和气提塔T102顶部浆液入口。

本实施例回收得到的乙烷纯度不低于96％。

分离塔T101中气液比大，因此分离塔T101中的操作主要用于回收甲烷。乙烷较甲烷在浆液中的吸收-吸附量大，更多的乙烷进入到浆液中，甲烷气体在塔顶富集，能够保持塔顶富甲烷的压力，不需要压缩即可向外输送。因原料气中甲烷的摩尔组成占比大，所以只需一至两个平衡级即可得到高纯度的甲烷，所以短粗形塔如分离塔T101适用于步骤1)的操作需求。

气提塔T102中气液比小，因此气提塔T102中的操作主要用于回收含量较小的乙烷。循环闪蒸罐V101减压闪蒸得到的气体返回气提塔T102的底部，以便增加气提塔T102塔内乙烷的含量，利用乙烷对甲烷吸附的阻碍作用，增加塔内甲烷的回收率以及浆液中乙烷的纯度。因为乙烷含量少，所以需要较多的平衡级才能达到高纯度的要求，所以细长形塔如气提塔T102适用于步骤2)的操作需求。

实施例2

本实施例提供一种从甲烷、乙烷混合气中回收乙烷的工艺，其中，甲烷、乙烷混合气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，压力为5.5MPa，温度为0℃，混合气处理规模为1kmol/h；分离后的甲烷的气外输压力为5.5MPa；浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；该工艺使用实施例1提供的从混合气中回收乙烷的系统进行，其中分离塔T101塔高为1.5m，塔径为1.2m，分离塔T101平衡级数为3；气提塔T102有8个平衡级，气提塔T102塔高为4m，塔径为0.8m，气提塔T102的第一浆液入口设置于第三个平衡级位置。该工艺的具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口外输进入分离塔T101的甲烷、乙烷混合气与从顶部进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在分离塔T101塔顶富集，通过分离塔T101顶部的气体出口收集分离塔T101塔顶富集的甲烷，甲烷气体直接进入甲烷输送管网，第一吸收-吸附浆液富集于分离塔T101底部；

其中，浆液温度为0℃，压力为5.5MPa，浆液进入分离塔T101的流量为0.24m³/h；

分离塔T101内的温度为0-1℃、压力为5.5MPa；

通过分离塔T101顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.75％，流量为0.58kmol/h，温度为0℃，压力为5.5MPa；

富集于分离塔T101底部的第一吸收-吸附浆液里的乙烷含量为14.3mol％(以第一浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为0.7℃，压力为5.5MPa；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至气提塔T102的第一浆液入口进入气提塔T102，由循环闪蒸罐V101减压闪蒸得到的循环闪蒸气体经循环压缩机K101加压到1MPa(此时温度升高至72℃)后、进入循环气冷却器E101降温至2.8℃、然后由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔T102内，上述进入气提塔T102的循环闪蒸气体与第一吸收-吸附浆液以及由气提塔T102顶部第二浆液入口进入的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在气提塔T102塔顶富集，通过气提塔T102顶部的气体出口收集气提塔T102塔顶富集的甲烷，甲烷气体经过压缩机K102后进入甲烷输送管网，第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部，通过气提塔T102底部的浆液出口输送到与其相连的循环闪蒸罐V101中；第二吸收-吸附浆液进入循环闪蒸罐V101中进行减压闪蒸得到循环闪蒸气以及第三吸收-吸附浆液，其中，循环闪蒸罐V101进行减压闪蒸得到的循环闪蒸气经循环压缩机K101、循环气冷却器E101进入气提塔T102参与气提塔T102的吸收-吸附，形成循环；

其中，气提塔T102内的温度为0-3℃、压力为1Mpa；

第一吸收-吸附浆液进入气提塔T102的流量为0.256m³/h；

由气提塔T102顶部第二浆液入口进入气提塔T102的浆液的流量为0.14m³/h，温度为0℃，压力为1MPa；

通过气提塔T102顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.65mol％，流量为0.34kmol/h，温度为0℃，压力为1MPa；

富集于气提塔T102底部的第二吸收-吸附浆液里的乙烷含量为96mol％(以第二浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为2.8℃，压力为1MPa，第二吸收-吸附浆液外输进入循环闪蒸罐V101的流量为0.41m³/h；

循环闪蒸罐V101减压闪蒸的压力为0.5MPa，温度略低于塔底温度为2.6℃；

循环闪蒸罐V101闪蒸出的循环闪蒸气体占原料气量的0.5％，即循环闪蒸气体进入气提塔T102内的流量为0.005kmol/h，其中乙烷组成为81mol％；

循环闪蒸罐V101闪蒸得到的第三吸收吸附浆液温度为2.6℃，压力为0.5MPa，乙烷组成为98mol％；

3)第三吸收吸附浆液由循环闪蒸罐V101底部的浆液出口输送至低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸得到解吸后的浆液和乙烷气体；其中，乙烷气体在低压解吸罐V102顶部富集，通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集低压解吸罐V102顶部富集的乙烷，解吸后的浆液富集于低压解吸罐V102底部；解吸后的浆液分成两股物流，其中一股物流流量为0.24m³/h，经过循环浆液增压泵P102增压至5.5MPa，再通过冷却器E103降温至0℃后输送至分离塔T101顶部浆液入口，另一股物流流量为0.14m³/h，经过循环浆液增压泵P101增压至1MPa，再通过E102降温至0℃后输送至气提塔T102顶部第二浆液入口；

其中，低压解吸罐V102的温度为0℃，压力为常压；

第三吸收-吸附浆液进入低压解吸罐V102的流量为0.38m³/h；

通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集到的乙烷气体的纯度为97mol％，流量为0.058kmol/h。

对比例1

本对比例提供一种从甲烷、乙烷混合气中回收乙烷的的工艺，其中，甲烷、乙烷混合气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，压力为5.5MPa，温度为0℃，混合气处理规模为1kmol/h；分离后的甲烷的气外输压力为5.5MPa；浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；该工艺使用图2所示的从混合气中回收乙烷的系统进行，其中分离塔T101塔高为4m，塔径为1.5m，分离塔T101平衡级数为3；气提塔T102有8个平衡级，气提塔T102塔高为4m，塔径为0.8m，气提塔T102的第一浆液入口设置于第一个平衡级位置。该工艺的具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口外输进入分离塔T101的甲烷、乙烷混合气，和由气提塔T102气提后产生经气提塔T102顶部的气体出口输出、经冷却器E101冷却、由分离塔T101底部的循环气入口进入分离塔T101的第一循环气一并与从分离塔T101的顶部的浆液入口进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在分离塔T101塔顶富集，通过分离塔T101顶部的气体出口收集分离塔T101塔顶富集的甲烷，甲烷气体经过压缩机K102后进入甲烷输送管网，第一吸收-吸附浆液富集于分离塔T101底部；

其中，浆液温度为0℃，压力为1MPa，浆液进入分离塔T101的流量为0.38m³/h；

分离塔T101内的温度为0-1℃、压力为1MPa；

通过分离塔T101顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为95％，流量为0.92kmol/h，温度为0℃，压力为1MPa；

富集于分离塔T101底部的第一吸收-吸附浆液里的乙烷含量为14.3mol％(以第一浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为0.7℃，压力为1MPa；

经冷却器E101冷却后的第一循环气温度为0℃，压力为1MPa，流量为0.01kmol/h，甲烷组成为94.5mol％；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至加热器E102经加热器E102加热后输送至气提塔T102顶部的浆液入口进入气提塔T102，由低压解吸罐V102的解吸得到的乙烷气体中的一部分(第二循环气)经循环压缩机K101压缩至1MPa、循环气冷却器E104冷却至0℃由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔T102内，上述进入气提塔T102的第二循环气与第一吸收-吸附浆液在气提塔T102内逐级逆流接触进行气提，得到第二吸收-吸附浆液以及第一循环气；其中，第一循环气经气提塔T102顶部的气体出口输出经冷却器E101冷却后进入分离塔T101，参与分离塔T101的的吸收-吸附，形成循环；第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部；

其中，气提塔T102内的温度为10℃、压力为1Mpa；

第一吸收-吸附浆液进入气提塔T102的流量为0.4m³/h；

通过气提塔T102顶部的气体出口输出的第一循环气中甲烷的纯度为94.5mol％，流量为0.01kmol/h，温度为10℃，压力为1MPa；

富集于气提塔T102底部的第二吸收-吸附浆液里的乙烷含量为93mol％(以第二浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为2.8℃，压力为1MPa，第二吸收-吸附浆液外输流量为0.41m³/h；

3)第二吸收吸附浆液由气提塔T102底部的浆液出口输送至冷却器E103冷却至0℃后由低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸得到解吸后的浆液和乙烷气体；其中，乙烷气体在低压解吸罐V102顶部富集，通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集低压解吸罐V102顶部富集的乙烷，该乙烷气体分成两个部分，其中一部分(占原料气摩尔量的0.5％，即流量为0.005kmol/h)经循环压缩机K101加压、循环气冷却器E104冷却至0℃由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔T102内参与气提塔T102的气提，形成循环，另一部分作为产物进行外输；解吸后的浆液富集于低压解吸罐V102底部，经过循环浆液增压泵P102增压至1MPa，再通过冷却器E105降温至0℃后输送至分离塔T101顶部浆液入口；

其中，低压解吸罐V102的温度为0℃，压力为常压；

第二吸收-吸附浆液进入低压解吸罐V102的流量为0.41m³/h；

通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集到的乙烷气体的纯度为92.5mol％，作为产物进行外输的乙烷气体的流量为0.056kmol/h。

可以看出，该流程中气提塔T102的操作温度为10℃，为升温气提，与实施例2相比，多耗费了加热器E102的能耗。并且由于分离塔T101操作压力为1MPa，而富甲烷的外输压力为5.5MPa，所以富甲烷需要压缩外输，实施例2中分离塔T101富甲烷的压力与外输压力一致，不需压缩即可外输。实施例2与对比例1能耗及乙烷回收率对比详细结果请参见表1。

表1能耗及乙烷回收率对比

	实施例2	对比例1
			循环泵能耗/kW	1.3360	0.3213
循环压缩机能耗/kW	0.0447	0.1156
			压缩外输能耗/kW	0.6083	1.6383
换热器能耗/kW	0.0609	3.9712
			总能耗/kW	2.0499	6.0464
乙烷回收率/％	93.7	93.4

*循环泵能耗指实施例2中的循环浆液增压泵P101、P102的能耗，对比例中的循环浆液增压泵P101的能耗；*循环压缩机能耗指实施例2中的K101的能耗，对比例1中的K101的能耗；

*压缩外输能耗指实施例2中的K102的能耗，对比例1中K102的能耗；

*换热器能耗指实施例2中冷却器E101、E102、E103的能耗，对比例1中E101、E102、E103、E104、E105的能耗；

乙烷回收率指最终回收得到的乙烷气中乙烷的摩尔量与进料中乙烷摩尔量之比。

实施例2提供的一种从混合气中回收乙烷的工艺流程与对比例1的工艺流程相比，分离塔T101操作压力为5.5MPa，与甲烷外输压力相同，外输压缩机功耗可节省1.03kW，气提塔T102无需升温气提，而是降压气提，没有能耗，可以节省能耗3.91kW。且对比例1的总能耗远远高于实施例1的总能耗。

对比例2

本对比例提供一种从甲烷、乙烷混合气中回收乙烷的的工艺，其中，甲烷、乙烷混合气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，压力为5.5MPa，温度为0℃，混合气处理规模为1kmol/h；分离后的甲烷的气外输压力为5.5MPa；浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；其中分离塔T101塔高为1.5m，塔径为1.2m，分离塔T101平衡级数为3；气提塔T102有3个平衡级，气提塔T102塔高为1.5m，塔径为0.8m，气提塔T102的第一浆液入口设置于第三个平衡级位置。该工艺使用图3所示的从混合气中回收乙烷的系统进行，本对比例与实施例2的区别在于不添加循环闪蒸罐V101，吸收-吸附液量以及分离塔T101、气提塔T102、低压解吸罐V102操作条件与实施例2一致。该工艺的具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口外输进入分离塔T101的甲烷、乙烷混合气与从顶部进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在分离塔T101塔顶富集，通过分离塔T101顶部的气体出口收集分离塔T101塔顶富集的甲烷，第一吸收-吸附浆液富集于分离塔T101底部；

其中，浆液温度为0℃，压力为5.5MPa，浆液进入分离塔T101的流量为0.24m³/h；

分离塔T101内的温度为0-1℃、压力为5.5MPa；

通过分离塔T101顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.75％，流量为0.58kmol/h，温度为0℃，压力为5.5MPa；

富集于分离塔T101底部的第一吸收-吸附浆液里的乙烷含量为14.3mol％(以第一浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为0.7℃，压力为5.5MPa；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至气提塔T102的第一浆液入口进入气提塔T102，第一吸收-吸附浆液以及由气提塔T102顶部第二浆液入口进入的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在气提塔T102塔顶富集，通过气提塔T102顶部的气体出口收集气提塔T102塔顶富集的甲烷，第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部；

其中，气提塔T102内的温度为0-3℃、压力为1Mpa；

第一吸收-吸附浆液进入气提塔T102的流量为0.256m³/h；

由气提塔T102顶部第二浆液入口进入气提塔T102的浆液的流量为0.14m³/h，温度为0℃，压力为1MPa；

通过气提塔T102顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为95mol％，流量为0.21kmol/h，温度为0℃，压力为1MPa；

富集于气提塔T102底部的第二吸收-吸附浆液里的乙烷含量达到13.8mol％(以第二浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为2.8℃，压力为1MPa，第二吸收-吸附浆液的流量为0.41m³/h；

3)第二吸收吸附浆液由气提塔T102底部的浆液出口输送至低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸得到解吸后的浆液和乙烷气体；其中，乙烷气体在低压解吸罐V102顶部富集，通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集低压解吸罐V102顶部富集的乙烷，解吸后的浆液富集于低压解吸罐V102底部；解吸后的浆液分成两股物流，其中一股物流流量为0.24m³/h，经过循环浆液增压泵P102增压至5.5MPa，再通过冷却器E102降温至0℃后输送至分离塔T101顶部浆液入口，另一股物流流量为0.14m³/h，经过循环浆液增压泵P101增压至1MPa，再通过E101降温至0℃后输送至气提塔T102顶部第二浆液入口；

其中，低压解吸罐V102的温度为0℃，压力为常压；

第二吸收-吸附浆液进入低压解吸罐V102的流量为0.38m³/h；

通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集到的乙烷气体的纯度为13.5mol％，流量为0.416kmol/h。

可以看出，与实施例2相比，未添加循环闪蒸罐V101将导致进入低压解吸罐的浆液中乙烷组成显著下降，由98mol％降至13.8mol％，从而导致回收的乙烷纯度降低，由97mol％降至13.5mol％。

对比例3

本对比例提供一种从甲烷、乙烷混合气中回收乙烷的的工艺，其中，甲烷、乙烷混合气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，压力为5.5MPa，温度为0℃，混合气处理规模为1kmol/h；分离后的甲烷的气外输压力为5.5MPa；浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；其中分离塔T101塔高为1.5m，塔径为1.2m，分离塔T101平衡级数为3；气提塔T102有5个平衡级，气提塔T102塔高为2.5m，塔径为0.8m，气提塔T102的第一浆液入口设置于第一个平衡级位置。该工艺使用图4所示的从混合气中回收乙烷的系统进行，本对比例与实施例2的区别在于气提塔T102未充入新鲜浆液，为了便于比较，吸收-吸附液量以及操作条件与实施例2一致。该工艺的具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口外输进入分离塔T101的富甲烷混合气与从顶部进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在分离塔T101塔顶富集，通过分离塔T101顶部的气体出口收集分离塔T101塔顶富集的甲烷，第一吸收-吸附浆液富集于分离塔T101底部；

其中，浆液温度为0℃，压力为5.5MPa，浆液进入分离塔的流量为0.38m³/h；

分离塔T101内的温度为0-1℃、压力为5.5MPa；

通过分离塔T101顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.97％，流量为0.55kmol/h，温度为0℃，压力为5.5MPa；

富集于分离塔T101底部的第一吸收-吸附浆液里的乙烷含量为14.3mol％(以第一浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为0.7℃，压力为5.5MPa；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至气提塔T102的第一浆液入口进入气提塔T102，由循环闪蒸罐V101减压闪蒸得到的循环闪蒸气体经循环压缩机K101加压到1MPa(此时温度升高至72℃)后、进入循环气冷却器E101降温至2.8℃、然后由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔内，上述进入气提塔的循环闪蒸气体与第一吸收-吸附浆液以及由气提塔T102顶部第二浆液入口进入的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在气提塔T102塔顶富集，通过气提塔T102顶部的气体出口收集气提塔T102塔顶富集的甲烷，第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部，通过气提塔T102底部的浆液出口输送到与其相连的循环闪蒸罐V101中；第二吸收-吸附浆液进入循环闪蒸罐V101中进行减压闪蒸得到循环闪蒸气以及第三吸收-吸附浆液，其中，循环闪蒸罐V101进行减压闪蒸得到的循环闪蒸气经循环压缩机K101、循环气冷却器E101进入气提塔T102参与气提塔T102的吸收-吸附，形成循环；

其中，气提塔T102内的温度为0-3℃、压力为1Mpa；

第一吸收-吸附浆液进入气提塔T102的流量为0.39m³/h；

通过气提塔T102顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为94mol％，流量为0.38kmol/h，温度为0℃，压力为1MPa；

富集于气提塔T102底部的第二吸收-吸附浆液里的乙烷含量为94mol％(以第二浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为2.8℃，压力为1MPa，第二吸收-吸附浆液外输进入循环闪蒸罐V101的流量为0.41m³/h；

循环闪蒸罐V101减压闪蒸的压力为0.5MPa，温度略低于塔底温度为2.6℃；

循环闪蒸罐V101闪蒸出的循环闪蒸气体占原料气量的0.5％，其中乙烷组成为81mol％；

循环闪蒸罐V101闪蒸得到的第三吸收吸附浆液温度为2.6℃，压力为0.5MPa，乙烷组成为95mol％；

3)第三吸收吸附浆液由循环闪蒸罐V101底部的浆液出口输送至低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸得到解吸后的浆液和乙烷气体；其中，乙烷气体在低压解吸罐V102顶部富集，通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集低压解吸罐V102顶部富集的乙烷，解吸后的浆液富集于低压解吸罐V102底部；解吸后的浆液流量为0.38m³/h，经过循环浆液增压泵P101增压至5.5MPa，再通过冷却器E102降温至0℃后输送至分离塔T101顶部浆液入口；

其中，低压解吸罐V102的温度为0℃，压力为常压；

第三吸收-吸附浆液进入低压解吸罐V102的流量为0.38m³/h；

通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集到的乙烷气体的纯度为94.3mol％，流量为0.062kmol/h。

可以看出，与实施例2相比，未充入新鲜浆液将导致气提塔T102顶甲烷含量降低，由98.65mol％降至94mol％，从而导致乙烷纯度降低，由97mol％降至94.3mol％。

对比例4

本对比例提供一种从甲烷、乙烷混合气中回收乙烷的工艺，其中，甲烷、乙烷混合气包含94mol％的CH₄和6mol％的C₂H₆，压力为5.5MPa，温度为0℃，混合气处理规模为1kmol/h；分离后的甲烷气外输压力为5.5MPa；浆液为ZIF-8/水-乙二醇体系的浆液；其中分离塔T101塔高为1.5m，塔径为1.2m，分离塔T101平衡级数为3；气提塔T102有9个平衡级，气提塔T102塔高为4.5m，塔径为0.5m，气提塔T102的第一浆液入口设置于第三个平衡级位置。该工艺使用图5所示的从混合气中回收乙烷的系统进行，本对比例与实施例2的区别在于将循环闪蒸罐V101去掉，同时将低压解吸罐V102中解吸得到的乙烷气体中的一部分返回气提塔T102底部，参与气提塔T102内的吸收-吸附。为了便于比较，吸收-吸附液量以及操作条件与实施例2一致。该工艺的具体步骤如下：

1)从分离塔T101底部的原料气入口外输进入分离塔T101的甲烷、乙烷混合气与从顶部进入分离塔T101的浆液在塔内逐级逆流接触，实现气体在浆液中的吸收-吸附，得到第一吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在分离塔T101塔顶富集，通过分离塔T101顶部的气体出口收集分离塔T101塔顶富集的甲烷，甲烷气体直接进入甲烷输送管网，第一吸收-吸附浆液富集于分离塔T101底部；

其中，浆液温度为0℃，压力为5.5MPa，浆液进入分离塔T101的流量为0.26m³/h；

分离塔T101内的温度为0-1℃、压力为5.5MPa；

通过分离塔T101顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.75％，流量为0.63kmol/h，温度为0℃，压力为5.5MPa；

富集于分离塔T101底部的第一吸收-吸附浆液里的乙烷含量为14.3mol％(以第一浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为0.7℃，压力为5.5MPa；

2)步骤1)中的第一吸收-吸附浆液由分离塔T101底部浆液出口输送至气提塔T102的第一浆液入口进入气提塔T102，由低压解吸罐解吸得到的乙烷气体中的一部分作为循环气经循环压缩机K101加压到1MPa(此时温度升高至72℃)后、进入循环气冷却器E101降温至2.9℃、然后由气提塔T102底部的气体入口进入气提塔T102内，上述进入气提塔T102的循环气体与第一吸收-吸附浆液以及由气提塔T102顶部第二浆液入口进入的浆液在塔内逐级逆流接触进行吸收-吸附，得到第二吸收-吸附浆液以及甲烷气体；其中，甲烷气体在气提塔T102塔顶富集，通过气提塔T102顶部的气体出口收集气提塔T102塔顶富集的甲烷，甲烷气体经过压缩机K102后进入甲烷输送管网，第二吸收-吸附浆液富集于气提塔T102底部，通过气提塔T102底部的浆液出口输送到与其相连的低压解吸罐V102中；

其中，气提塔T102内的温度为0-3℃、压力为1Mpa；

第一吸收-吸附浆液进入气提塔T102的流量为0.277m³/h；

由气提塔T102顶部第二浆液入口进入气提塔T102的浆液的流量为0.12m³/h，温度为0℃，压力为1MPa；

通过气提塔T102顶部的气体出口收集到的甲烷气体的纯度为98.65mol％，流量为0.29kmol/h，温度为0℃，压力为1MPa；

富集于气提塔T102底部的第二吸收-吸附浆液里的乙烷含量为96.4mol％(以第二浆液中吸收-吸附的气体的总量为100％计)，温度为2.9℃，压力为1MPa，第二吸收-吸附浆液外输进入低压解吸罐V102的流量为0.41m³/h；

循环气体占原料气量的0.42％，即循环气进入气提塔T102的流量为0.0042kmol/h，其中乙烷组成为95mol％；

3)第二吸收吸附浆液由低压解吸罐V102底部的浆液出口输送至低压解吸罐V102的浆液入口进入低压解吸罐V102内进行解吸得到解吸后的浆液和乙烷气体；其中，乙烷气体在低压解吸罐V102顶部富集，通过低压解吸罐V102顶部的气体出口收集低压解吸罐V102顶部富集的乙烷，一部分富乙烷气体循环回气提塔，解吸后的浆液富集于低压解吸罐V102底部；解吸后的浆液分成两股物流，其中一股物流流量为0.26m³/h，经过循环浆液增压泵P102增压至5.5MPa，再通过冷却器E103降温至0℃后输送至分离塔T101顶部浆液入口，另一股物流流量为0.12m³/h，经过循环浆液增压泵P101增压至1MPa，再通过E102降温至0℃后输送至气提塔T102顶部第二浆液入口；

其中，低压解吸罐V102的温度为0℃，压力为常压；

第二吸收-吸附浆液进入低压解吸罐V102的流量为0.41m³/h；

通过低压解吸罐V101顶部的气体出口收集到的乙烷气体的纯度为95mol％，流量为0.052kmol/h，循环气流量为0.0042kmol/h。

可以看出实施例2中，设置循环闪蒸罐，循环闪蒸后的浆液中乙烷干基浓度增加，由96mol％增至98mol％，从而经过解吸后能获得更高纯度的乙烷产品为97mol％。而直接从富乙烷物流中分出一部分循环气时，乙烷产品的纯度仅能达到95mol％。并且不设循环闪蒸罐，循环气中的乙烷含量由81mol％增加至96.4mol％，为避免造成返混，需要在气提塔内多设置一个平衡级，以便使塔底乙烷含量增加，增加了设备成本耗费。