一種聚烯烴尾氣回收方法與流程
2023-12-08 10:10:16
本發明屬於化工及石化
技術領域：
，具體涉及一種聚烯烴尾氣回收方法。
背景技術：
：在聚烯烴生產過程中，從反應器、閃蒸罐、脫氣倉等裝置排放的氣體(一般稱為尾氣)中含有大量惰性氣體(例如氮氣、飽和烴)以及未反應的烯烴單體等其他氣體，其中的烴類具有非常高的經濟價值，而氮氣經提純後亦可循環使用(例如作為脫氣倉吹掃氣)。傳統的尾氣回收工藝一般採用壓縮冷凝法，其是利用各種組分的沸點不同，通過降低溫度使部分氣體液化而實現分離，由於該法在要求高的回收率時能耗較高，投資較大，不能完全滿足人們的要求。為此，人們陸續開發了以膜、變壓吸附為代表的分離因子更大、效率更高的方法(例如US6706857、US5769927)，這些方法通常需要和壓縮冷凝法進行組合，其原因是分離得到的產品是氣相，其純度或壓力達不到直接回用的要求。此外，人們對於通過溫度降低實現液化的方法也進行了改進，最突出的改進是利用透平膨脹或節流膨脹實現自深冷的技術(例如CN201310444283)。人們也發現各種方法的不同組合方式所產生的效果不同，即從分離工程角度看，分離序列的設計至關重要。不同分離序列所產生的回收率、產品純度、能耗、投資可能差異很大。遺憾的是，現有技術僅僅對現有各種分離技術進行簡單的組合，並沒有對最優的分離序列進行深入的開發，因而各種問題。CN200910038599.7公開了一種聚乙烯裝置尾氣完全回收利用的方法，該流程的分離序列為壓縮冷凝分離、烴膜分離、變壓吸附分離。然而該方法無法將重烴和輕烴分離，且得到的烴類濃度也不高；氮氣和氫氣無法分離，造成當氫氣濃度較高時，氮氣無法作為脫氣倉吹掃氣循環使用；另外從變壓吸附出來滲餘氣仍然具有較高的壓力，該方法沒有有效利用，導致該方法工藝能耗也較高。CN201310444283公開了一種用於在烯烴聚合物生產中回收排放氣的系統和方法，該流程的分離序列為壓縮冷凝分離、氫膜分離、自深冷分離，該工藝提到了用氫膜對尾氣進行氫氣分離，從而提高氮氣的純度，使回收氮氣能作為脫氣倉吹掃氣循環使用，由於其氫膜分離設置自深冷分離前，導致氫氣透過膜的同時，大量的烴類組分也隨之透過，導致烴類回收率降低；另外後續自深冷分離中，其本質僅為一次氣液平衡分離，由於平衡分離溫度的限制，導致分離罐頂部出來的氮氣仍含有少量烴類，無法處理，不能得到較高純度的氮氣。US5769927公開了一種烯烴回收工藝，該流程的分離序列為：壓縮冷凝分離、膜分離。受限於烴膜組件的使用條件，該工藝的冷凝溫度較高(約-30℃)，通過冷凝分離能將部分重烴分離出來，但是大量輕烴需要通過後續烴膜分離工序進行分離。而該工藝將烴膜分離的輕烴全部返回壓縮機，該流程唯一烴類分離出口只有壓縮冷凝分離中的分離罐處，這樣的分離序列設置會造成膜分離返回壓縮機的氣體循環量很大，且壓縮冷凝前氣相中烴類含量需累積的很高，排放氣回收系統原始進料中的烴類才能在此處全部冷凝下來，壓縮機功耗急劇增大。另外在聚烯烴尾氣的回收應用中，該工藝沒有對重烴和輕烴進行分離，變無法對重烴和輕烴進行分別回收；沒有對氮氣和氫氣進行分離，使得氮氣不宜作為脫氣倉吹掃氮氣循環使用，因為氫氣的循環累積會對脫氣倉的生產運行帶來安全隱患。CN201510294040.6公開了一種氣相法聚烯烴排放氣尾氣的回收方法，該流程的分離序列為壓縮冷凝分離、普通深冷分離、烴膜和氫膜分離、自深冷分離。該專利已經提出，在分離序列中加入烴膜分離，然而上述分離序列的設置，會導致烴膜分離處理量很大，因為在普通深冷分離序列後，氣相中仍含有大量的烴類，導致烴膜返回壓縮機氣量非常大，能耗很大；其次由於由於平衡分離溫度的限制，氣體經烴膜、氫膜分離後，進入深冷分離，只有在更低的分離溫度下，才能得到高純度的氮氣，因此該深冷分離序列中的設備投資、運行能耗都會比前述專利中的深冷分離工序要高；另外該專利自身也指出在普通深冷分離工序中，當尾氣中烴類濃度不高時，需額外補充冷量，遺憾的是，聚烯烴尾氣中烴類含量一般均較低，因此該方法需要額外補充低溫冷量。受限於膜組件使用溫度條件，普通深冷分離溫度不能太低，導致在普通深冷分離工序中烴類回收量不多，因此其後的烴膜分離工序主要作用為分離烴類而不是提純氮氣。儘管氫膜分離工序設置在烴膜分離工序後，然而由於烴膜分離並未完全分離烴類，因此氫膜分離工序中仍會有一定量的烴類隨滲透側的氫氣排放至火炬，從而造成烴類的損失。US6706857公開了一種烯烴單質的回收方法，該工藝的分離序列為：深冷分離、變壓吸附分離，該工藝主要是將變壓吸附應用在了聚烯烴尾氣領域，並對吸附劑做出了一些規定。但其深冷分離工序採用額外冷量進行深冷分離，能耗很大，顯然不經濟；依據該專利的描述，其變壓吸附分離工序的設置主要也是起分離烴類的作用，因此其返回壓縮機的氣量會很大，壓縮機能耗會增加很多；該專利的實施例中尾氣不含重烴，而實際上目前聚烯烴工藝(包括聚乙烯和聚丙烯工藝)很多都含有重烴組分，因此該工藝無法將重烴和輕烴分離；另外該工藝無法將氫氣和氮氣分離，從而獲得較純的氮氣。US574350公開了一種從聚烯烴尾氣中回收烴類的工藝，該工藝的分離序列主要為壓縮冷凝分離、油吸收分離、深冷分離。油吸收的本質也是氣液平衡，因此除非找到一種高效吸收劑，才能有效吸收尾氣中的烴類，這種高效吸收劑應具有兩個特點：一是對烴類具有良好的吸收效果；二是該吸收劑本身為難揮發物質。然而該專利並沒有提到這類吸收劑，而是採用重烴之類作為吸收劑，因此油吸收效果並不好。在深冷分離中，與前述專利CN201310444283一樣，分離罐頂部出來的氮氣仍含有少量烴類，無法進一步處理，不能得到較高純度的氮氣。此外該工藝也沒有對氮氣中的氫氣進行分離操作。針對現有技術存在的問題，本發明提供了一種聚烯烴尾氣回收方法。技術實現要素：本發明的聚烯烴尾氣回收方法能夠降低壓縮機的能耗，能夠有效提高氮氣和烴類的純度及氮氣和烴類的回收率，有助於節省能耗和投資，降低了物耗。為實現上述目的，本發明提出了一種聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述聚烯烴尾氣回收方法包括：其依次包括壓縮冷卻分離工序、重烴分離工序、輕烴分離工序、氮氣提純工序和透平膨脹工序；所述氮氣提純工序中包含膜分離過程；所述輕烴分離工序中至少包括一個氣液分離過程，所述氣液分離過程得到的第一氣體與所述輕烴分離工序中的物流換熱升溫後，進入所述重烴分離工序進一步升溫，升溫後的所述第一氣體進入所述氮氣提純工序，所述氮氣提純工序中的膜分離後的第一輸出氣依次進入所述重烴分離工序和所述輕烴分離工序與其中的物流換熱降溫，降溫後的所述第一輸出氣體進入所述透平膨脹工序。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述壓縮冷卻分離工序、所述重烴分離工序、所述輕烴分離工序、所述氮氣提純工序和所述透平膨脹工序中的至少一個工序使用外部冷卻介質進行冷卻，所述外部冷卻介質的溫度高於或等於外部環境溫度。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述壓縮冷卻分離工序包括：尾氣及循環物料共同進入壓縮機增壓後，再進入冷卻器進行冷卻，所述冷卻器的冷卻介質是循環水或空氣。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述重烴分離工序包括：從所述壓縮冷卻分離工序輸出的第一尾氣進入第一多流股換熱器，所述第一尾氣降溫至重烴分離溫度後，進入至少一個第一氣液分離罐分離出重烴。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述第一多流股換熱器為板翅式、繞管式換熱器或二者的組合。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述輕烴分離工序包括：從所述重烴分離工序輸出的第二尾氣進入第二多流股換熱器，所述第二尾氣降溫至輕烴分離溫度後，進入至少一個第二氣液分離罐分離出輕烴。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述第二多流股換熱器為板翅式、繞管式換熱器或二者的組合。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，從所述膜分離過程輸出的第二輸出氣返回至所述壓縮冷卻分離工序中的所述壓縮機入口或返回至排放氣存儲器，所述膜分離過程包括至少一組烴膜分離組件和或至少一組氫膜分離組件或所述第一氣體依次進入所述氫膜分離組件和所述烴膜分離組件。如上所述的聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述膜分離過程包括一組烴膜分離組件和一組氫膜分離組件，所述第一氣體依次進入所述烴膜分離組件和所述氫膜分離組件。如上所述的一種聚烯烴尾氣回收方法，其中，所述尾氣進入所述壓縮冷卻分離工序後，所述尾氣先進入乾燥設備進行乾燥處理，再進入所述重烴分離工序。本發明通過對壓縮冷卻分離工序、重烴分離工序、輕烴分離工序、氮氣提純工序和透平膨脹工序合理安排，提出了最優的分離序列，從而能顯著降低壓縮機能耗，同時不需要外部輸入低於環境溫度的冷卻介質，氮氣和烴類的純度以及回收率都得到提高，節省了能耗和投資，以及降低了物耗。附圖說明在此描述的附圖僅用於解釋目的，而不意圖以任何方式來限制本發明公開的範圍。另外，圖中的各部件的形狀和比例尺寸等僅為示意性的，用於幫助對本發明的理解，並不是具體限定本發明各部件的形狀和比例尺寸。本領域的技術人員在本發明的教導下，可以根據具體情況選擇各種可能的形狀和比例尺寸來實施本發明。圖1為本發明的聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(一)；圖2為本發明的聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(二)；圖3為本發明的聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(三)。具體實施方式結合附圖和本發明具體實施方式的描述，能夠更加清楚地了解本發明的細節。但是，在此描述的本發明的具體實施方式，僅用於解釋本發明的目的，而不能以任何方式理解成是對本發明的限制。在本發明的教導下，技術人員可以構想基於本發明的任意可能的變形，這些都應被視為屬於本發明的範圍，下面將結合附圖對本發明作進一步說明。圖1至圖3分別為本發明的聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(一)、聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(二)和聚烯烴尾氣回收方法的工藝示意圖(三)。需要在此說明的是，在本發明中輕烴指C2Hn、C3Hn物質、重烴指C4+Hn等物質。如圖1至圖3所述，一種聚烯烴尾氣回收方法，其中，其依次包括壓縮冷卻分離工序1、重烴分離工序2、輕烴分離工序3、氮氣提純工序4和透平膨脹工序5，其中，氮氣提純工序4中包含膜分離過程；輕烴分離工序3中至少包括一個氣液分離過程，該氣液分離過程得到的第一氣體33與輕烴分離工序3中的物流換熱升溫後，進入重烴分離工序2進一步升溫，升溫後的第一氣體33進入氮氣提純工序4，氮氣提純工序4中的膜分離後的第一輸出氣依次進入重烴分離工序2和輕烴分離工序3與其中的物流換熱降溫，降溫後的第一輸出氣體進入透平膨脹工序5。具體的，壓縮冷卻分離工序1包括：尾氣101及循環物料共同進入壓縮機12增壓，推薦的壓縮機12出口壓力為0.8MPa～2.5MPa，再進入冷卻器13進行冷卻，在一具體實施例中，冷卻器13的冷卻介質是循環水或空氣。進一步地，尾氣101進入壓縮冷卻分離工序1後，尾氣101先進入乾燥設備(圖中未示出乾燥設備)進行乾燥處理，再進入重烴分離工序2。乾燥器的乾燥效果應保證後續輕烴分離工序3不產生冰堵現象，由於在低溫環境下，尾氣101中含有少量水時，設備會產生冰堵現象，因此，通過增加乾燥器可以防止冰堵現象的發生。進一步地，在本發明中，冷卻器13通過緩衝罐14後再進入重烴分離工序2中，以實現向重烴分離工序2中平穩地輸送烯烴尾氣，當然，緩衝罐14的出液埠可與重烴回收裝置32連通，以實現初步回收重烴的目的。在一具體實施例中，冷卻器13與緩衝罐14之間設有乾燥器(圖中未示出乾燥器)，且乾燥器的乾燥效果應保證後續輕烴分離工序3不產生冰堵現象，由於在低溫環境下，尾氣中含有少量水時，設備會產生冰堵現象，因此，通過增加乾燥器可以防止冰堵現象的發生。壓縮機12將原料尾氣101壓縮至一定壓力(例如0.8MPa～2.5MPa)，可採用循環水或空氣冷卻至略高於環境溫度(例如40℃)。如原料尾氣含少量水分，則可設置乾燥裝置進行除水操作，以防止冰堵現象的發生。具體的，重烴分離工序2包括：從壓縮冷卻分離工序1輸出的第一尾氣15進入第一多流股換熱器21，第一尾氣15降溫至重烴分離溫度後，進入至少一個第一氣液分離罐22分離出重烴，從第一氣液分離罐22頂部輸出的第二尾氣23進入到輕烴分離工序3中，從第一氣液分離罐22底部分離出的重烴經過第一多流股換熱器21提供冷量後再進入到重烴回收裝置32中，以實現回收重烴。進一步地，第一多流股換熱器21為板翅式、繞管式換熱器或二者的組合，當然也可用多個普通換熱器替代。來自壓縮冷卻分離工序1的物流進入第一多流股換熱器21，利用後續的透平膨脹工序5提供的冷量在第二氣液分離罐22中進行重烴分離，液相經節流閃蒸後返回第一多流股換熱器21提供冷量，分離溫度應根據重烴的分壓、沸點、回收率等因素決定，推薦的分離溫度為-20℃～-70℃。在此時分離重烴也能改善後續輕烴分離工序中重烴冰堵問題。具體的，輕烴分離工序3包括：從重烴分離工序2輸出的第二尾氣23進入第二多流股換熱器31，第二尾氣23降溫至輕烴分離溫度後，進入至少一個第二氣液分離罐32分離出輕烴。進一步地，第二多流股換熱器31為板翅式、繞管式換熱器或二者的組合，當然也可用多個普通換熱器替代。第一氣液分離罐23頂部出來的物流進入第二多流股換熱器31，利用後續的透平膨脹工序5提供的冷量在第二氣液分離罐32中進行輕烴分離；第二氣液分離罐32底部中分離出的液相經節流閃蒸後依次返回第二多流股換熱器31和第一多流股換熱器21提供冷量，然後該液相進入到輕烴回收裝置36中，從而實現輕烴的回收，第二氣液分離罐32頂部出來的氣相33(即為第一氣體33)依次返回至第二多流股換熱器31和第一多流股換熱器21進行復熱操作，從而實現由氣液分離過程中得到的第一氣體33與輕烴分離工序3中的物流換熱升溫後，進入重烴分離工序2進一步升溫，升溫後的第一氣體33進入氮氣提純工序4。其中，第二氣液分離罐32的分離溫度應根據輕烴的分壓、沸點、回收率等因素決定，推薦的分離溫度為-90℃～-140℃。進一步地，如圖3所示，第二氣液分離罐32中分離出的液相依次進入第三氣液分離罐161和第四氣液分離罐162再到輕烴回收裝置36，其中，從第三氣液分離罐161頂部出來氣體返回至壓縮機12，第三氣液分離罐161分離出的液相依次經第二多流股換熱器31和第一多流股換熱器21之後再進入到第四氣液分離罐162中，且第四氣液分離罐162的頂部出來氣體進入到到輕烴回收裝置36中，第四氣液分離罐162分離出的液體返回至壓縮機12，通過這樣的設置方式能夠夠進一步地提高回收的輕烴的純度。具體的，在本發明中，氮氣提純工序4中的膜分離後的第一輸出氣41(也可稱為滲餘氣體41)依次進入第一多流股換熱器21和第二多流股換熱器31，從而實現第一輸出氣41與重烴分離工序2和輕烴分離工序3中的物流換熱降溫，降溫後的第一輸出氣體41進入透平膨脹工序5，氮氣提純工序4中的膜分離過程輸出的第二輸出氣42返回至壓縮冷卻分離工序1中的壓縮機12入口，從而實現氣體的充分回收利用，在本發明中，膜分離過程包括至少一組烴膜分離組件43和/或至少一組氫膜分離組件44。在一具體實施例中，膜分離過程包括一組烴膜分離組件43和一組氫膜分離組件44，第一氣體33依次進入烴膜分離組件43和氫膜分離組件44，當然第一氣體33也可以依次進入氫膜分離組件44和烴膜分離組件43，也即烴膜分離組件43及氫膜分離組件44的順序可以調整，烴膜分離組件43在前或者氫膜分離組件44在前都可以，在此不做具體限制。烴膜分離組件43內部包括烴膜，其中，在本發明中，烴膜為烴類組分滲透速率高於氫氣、氮氣組分的膜,可選用橡膠態高分子膜，如有機矽氧烷類高分子膜等，烴類組分在此類材料的滲透速率高於氫氣、氮氣等氣體，氫膜分離組件44內部包括氫膜，在本發明中，氫膜為氫氣組分滲透速率高於氮氣、烴類組分的膜，可選用玻璃態高分子膜，如聚醯亞胺膜、聚芳醯胺膜、聚碸膜等，氫氣在此類材料的滲透速率高於氮氣、烴類等氣體。上述烴膜分離組件43和氫膜分離組件44的結構為螺旋卷式膜組件、板框式膜組件、中空纖維膜組件中的任意一種。在一具體實施例中，氫膜分離組件44的滲透氣441與排放氣存儲器10相連通，烴膜分離組件43的滲透氣431可與排放氣存儲器10相連通(如圖2所示)，或者與壓縮機12的進氣端相連通(如圖1或圖3所示)，其中，烴膜分離組件43的滲透氣431與排放氣存儲器10氣連通時可降低壓縮機12的能耗，但造成烴類損耗適當增加，烴膜分離組件43的滲透氣431與壓縮機12的進氣端相連通，可降低烴類損耗，但會適當增加壓縮機12的能耗。當烴膜分離組件43的滲透氣431中的烴類含量較高時，可將該滲透氣431與壓縮機12相連通，當烴膜分離組件43的滲透氣431中的烴類含量較低時，可將滲透氣431與排放氣存儲器10相連通，即烴膜分離組件43的滲透氣431可根據實際情況選擇與排放氣存儲器10或壓縮機12中的一個相連通。烴膜分離組件43的滲餘氣432進入到氫膜分離組件44中，氫膜分離組件44的滲餘氣442即為本發明中的氮氣提純工序4中的膜分離後的第一輸出氣41。復熱後的第一氣體33進入烴膜分離過程，將烴膜分離後的滲透側氣體431(主要含烴類)返回至壓縮機12入口，烴膜分離後的滲餘氣432進入氫膜分離過程，將氫膜分離後的滲透側氣體441返回至排放氣存儲器10，氫膜分離後的滲餘氣442(主要是高純氮氣)依次進入重烴分離工序2和輕烴分離工序1進行降溫。具體的，在本發明中，滲餘氣442依次通過第一多流股換熱器21和第二多流股換熱器31進行降溫。如果烴膜分離過程的滲餘氣進入氫膜分離過程，則因氫氣的累積問題，氫膜滲透側氣體需排至本系統外，即滲透側氣體441返回至排放氣存儲器10。第一輸出氣41返回至重烴分離工序2和輕烴分離工序3進行降溫後進入透平膨脹工序5中的透平膨脹機51進行膨脹，膨脹後的氣體返回輕烴分離工序3和重烴分離工序2提供低溫冷量，從而實現使氣體的冷量得到充分利用，有利於降低能耗，然後該氣體進入氮氣回收裝置6中。進一步地，在本發明中，壓縮冷卻分離工序1、重烴分離工序2、輕烴分離工序3、氮氣提純工序4和透平膨脹工序5中的至少一個工序使用外部冷卻介質進行冷卻，且外部冷卻介質的溫度高於或等於外部環境溫度，從而有利於降低能耗。在一具體實施例中，只有壓縮冷卻分離工序1使用外部冷卻介質進行冷卻，其他工序並沒有使用外部冷卻介質進行冷卻。當然，在本發明中，壓縮冷卻分離工序1、重烴分離工序2、輕烴分離工序3、氮氣提純工序4和透平膨脹工序5中的所有工序也可以不使用外部冷卻介質。本發明的重烴分離工序2和輕烴分離工序3中的低溫冷量完全來自透平膨脹工序5中的膨脹冷量，僅在壓縮冷卻分離工序1中採用了不低於環境溫度的外部冷卻介質，即該外部冷卻介質的溫度大於或等於環境溫度，而對於其他工藝來說，要達到相同烴類、氮氣純度和回收率，必須要加入外部低溫冷卻介質。本發明將烴類分離分為重烴分離工序2和輕烴分離工序3，主要目的如下：1、實現重烴和輕烴的分離；2、防止重烴在輕烴分離工序3中冰堵。需要說明的是，如尾氣中重烴含量較少，不會在輕烴分離工序3中產生冰堵現象，且工藝無需將重烴和輕烴分離，則重烴分離工序2可取消，即取消本發明的重烴分離工序2，其中，輕烴分離工序3可稱為烴類分離工序。需要進一步說明的是，圖2所示的工藝為：烴膜的滲透氣431直接排至本系統外，不返回壓縮機12，這樣會降低壓縮機12的能耗，烴類損耗會適當增加。圖3所示的工藝為：第二氣液分離罐32底部出來的液相經節流閥160節流後進入第三氣液分離罐161(或稱為閃蒸罐)進行氣液分離，氣相返回壓縮機12；液相依次經第二多流股換熱器31和第一多流股換熱器21換熱後進入第四氣液分離罐162進行進一步地氣液分離，第四氣液分離罐162的頂部出來氣體進入到到輕烴回收裝置36中，第四氣液分離罐162分離出的液體返回至壓縮機12，通過這樣的設置方式能夠夠進一步地提高回收的輕烴的純度。本文中的循環物料是指重烴分離工序2、輕烴分離工序3和氮氣提純工序4中再次返回至壓縮機12的物料。圖1至圖3中，在第一多流股換熱器21和第二多流股換熱器31中，物料從左向右的過程為降溫過程，物料從右向左的過程為升溫過程。本文中的氣液分離罐分離出的氣相出口設在氣液分離罐的頂部，氣液分離罐分離出的液相出口設在氣液分離罐的底部。將本發明的聚烯烴尾氣回收方法應用在一實際現場中，並與之前的回收系統進行對比。實施例一某石化企業聚乙烯裝置高壓凝液罐後尾氣溫度：-10℃，壓力：1.2MPaG，因為該尾氣已經具有一定的壓力，不再增設壓縮機。採用附圖3的工藝流程，為了說明分離序列的重要性，對比例採用CN201310444283的工藝，其分離工序可概括為壓縮冷卻分離工序、氫膜分離工序、重烴分離工序、輕烴分離工序的工藝。對比例和實施例的結果如表1所示。將對比例和實施例的結果進行對比，對比分析結果如表2所示。表1對比例和實施例一結果表2對比結果名稱輕烴純度(％)烴類回收率(％)氮氣純度(％)氮氣回收率(％)排放氣流量(kg/h)對比例91.7398.3688.7290.26215.07實施例98.5699.8897.8990.91174.65本實施例是聚乙烯尾氣的回收，由表2可以看出，在不增加能耗的情況下，本實施例的所有指標均優於對比例，特別是氮氣純度和輕烴純度遠高於對比例。由此說明了不同分離序列會造成截然不同的分離效果。實施例二某企業聚丙烯尾氣進入壓縮機前溫度：42℃，壓力：1.16barA，採用附圖3的工藝流程，對比例仍採用CN201310444283的工藝，其分離序列為壓縮冷卻分離、氫膜分離、重烴分離、輕烴分離的工藝，該工藝如要得到高純度氮氣，必須要採用更低的溫度，無論從投資、能耗上還是從烴類純度、氮氣回收率上看，都是不合適的，因此本實施例和對比例在保證壓縮機能耗一致的前提下進行了對比，對比例結果如表3所示，實施例結果如表4所示。將表3和表4的結果進行對比，對比結果如表5所示。表3對比例結果表4實施例二結果表5對比結果名稱輕烴純度(wt％)烴類回收率(wt％)氮氣純度(wt％)氮氣回收率(wt％)排放氣流量(kg/h)對比例99.2894.3798.8489.3248實施例99.4199.8699.590230在壓縮機能耗一致的情況下，本工藝的實施例，所有指標均優於對比例，特別是烴類回收率和氮氣純度這兩個指標有了較大的提高。實施例三某企業聚丙烯尾氣進入壓縮機前溫度：40℃，壓力：1.2barA，本實施例的對比例採用US5769927的工藝，為了便於對比，在該工藝基礎上增加氫膜分離，分離序列為壓縮冷卻分離、烴膜、氫膜分離的分離序列，本實施例和對比例均以得到氮氣純度為99.5％的高純氮作為比較條件，對比例和實施例結果如表6所示。表6對比例和實施例三結果表7能耗對比結果壓縮機功耗(kw)冷凝器功耗(kw)備註對比例17541930冷凝器需採用冰機製冷到-30℃實施例900901僅用循環水冷卻到40℃即可從上表可以看出，同樣得到純度為99.5％的氮氣，採用分離序列為壓縮冷卻分離工序、烴膜分離、氫膜分離的對比例，其壓縮機進口流量和出口壓力都要高於實施例1，因此其壓縮機功耗功耗遠遠大於實施例1，而且對比例需採用額外冷源將壓縮後尾氣冷凝到-30℃左右才能將烴類回收，相對於實施例1的循環水來說，又增加了很多能耗，另外對比例也未將重烴和輕烴分離。從上述三個實施例可以看出，本發明的聚烯烴尾氣回收系統能夠實現顯著降低壓縮機能耗，同時不需要外部輸入低於環境溫度的冷卻介質，氮氣和烴類的純度以及氮氣和烴類的回收率都提高，節省了能耗和投資以及降低了物耗的優點。本發明的重烴分離工序2和輕烴分離工序3中的低溫冷量完全來自透平膨脹工序5中的膨脹冷量，僅在壓縮冷卻分離工序1中採用了不低於環境溫度的外部冷卻介質，而對於其他工藝來說，要達到相同烴類、氮氣純度和回收率，必須要加入外部低溫冷卻介質。本發明將烴類分離分為重烴分離工序和輕烴分離工序，主要目的如下：1、實現重烴和輕烴的分離；2、防止重烴在輕烴分離工序中冰堵。本發明通過對壓縮冷卻分離工序、透平膨脹工序、烴分離工序和氮氣提純工序合理安排，提出了最優的分離序列，從而實現顯著降低壓縮機能耗，同時不需要外部輸入低於環境溫度的冷卻介質，氮氣和烴類的純度以及氮氣和烴類的回收率都提高，節省了能耗和投資以及降低了物耗。雖然已經參考優選實施例對本發明進行了描述，但在不脫離本發明的範圍的情況下，可以對其進行各種改進並且可以用等效物替換其中的部件。尤其是，只要不存在結構衝突，各個實施例中所提到的各項技術特徵均可以任意方式組合起來。本發明並不局限於文中公開的特定實施例，而是包括落入權利要求的範圍內的所有技術方案。當前第1頁1 2 3