CN114588749A - 一种从合成氨驰放气中提取h2与nh3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺 - Google Patents

一种从合成氨驰放气中提取h2与nh3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）工艺，将置于上下两个多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔与旋转速度机构所构成的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***，使得流经旋转阀通道及吸附塔进出口端管道及吸附床层的气体，在每个吸附塔进出口的位置及每个吸附床层在旋转同时完成各自的吸附与解吸步骤的传质，形成了“模拟旋转移动床”的变压吸附过程，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附过程，而高纯度高收率地获得H2与NH3产品，并返回合成氨生产过程中循环使用。

Description

一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床 变压吸附工艺
技术领域
本发明涉及合成氨驰放气的回收再利用领域，更具体的说是涉及一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺。
背景技术
合成氨生产过程中，氢气（H2）与氮气（N2）在高温高压和催化剂作用下生成合成氨（NH3），但合成氨的转化率仅为1/3。为了提高合成氨产率，将未反应的氢氮混合气为循环气返回合成氨生产过程中继续参与反应，在循环过程中，一些不参与反应的惰性气体组分诸如氩气（Ar）、氦气（He）等会不断地累积导致反应气体氢气（H2）与氮气（N2）的分压降低，进而使得合成氨的转化率降低。因此，循环过程中会通过定期排放一部分循环气来降低循环气中的惰性气体组分含量，用以保持合成氨的转化率，而这部分排放气就是驰放气（ChiDeflated，简称“CDF”）。一般而言，每产出一吨的合成氨产品会排放出180~240Nm3的驰放气。若将驰放气中的氨（NH3）提纯或浓缩大于等于90%用于合成氨生产，按每年1.5亿吨合成氨产量计算，每年可回收100亿Nm3驰放气，效益相当惊人。
合成氨驰放气典型成分为，60~63%（v/v）H2、3~10%甲烷（CH4）、20~21%N2、2~3%Ar、2~3%NH3以及少量的He与氪（Kr），温度为200~300℃，压力为3~12MPa。通常，处理合成氨驰放气方法有，直接作为燃料气、膜分离法、深冷分离法与变压吸附（PSA）法，其中，后三种是可以回收有效组分NH3与H2而逐步替代了直接作为燃料气使用。
膜分离法是充分利用了合成氨驰放气高压的特征，通过多级串联中空纤维膜组件形成的膜分离***的分离，从其中的一级渗透侧流出有效H2组分，浓度可达到95~98%，收率高达90%以上，从最后一级的膜组件的非渗透侧流出富集甲烷、N2、Ar等非渗透气体作为燃料气输出，其中，若采用美国Prism的多级膜***，还可以从其中的二级膜分离的非渗透侧，分别流出高压富氮与低压富氮气，进入合成氨生产过程的二段合成工序循环使用。然而，膜分离法仍然具有几个明显的缺陷，第一，合成氨驰放气中少量的氨气（NH3）无法通过膜分离***直接回收利用，反而对膜材质本身具有明显的污染或脆化及与其中的水分形成的氨水腐蚀作用，使得膜通量及膜的使用寿命大幅度缩短。进而，驰放气在进入膜***，必须先通过水洗及吸附净化等预处理工序，将其中的氨脱除至小于0.1~5ppm以下，从水洗塔底形成浓度为20%工业氨水外输，而由于水洗给***中带入一定的水分及其它液滴等，必须经过吸附干燥净化工序，将这些水与液滴等杂质组分脱除干净，否则也会污染膜***。然而，虽然水洗氨工艺相对成熟，但由于形成的氨水具有极强的腐蚀性，包括填吸收塔内的填料与吸收塔内外材料与设备需要防腐，进而投资增加。另外，由于驰放气中的氨浓度较小，需要增加水洗压力或降低温度，压力越高，水洗设备的投资与成本就越大，而温度越低，高温的驰放气需要降温的幅度就越大，能耗就越大，并且，驰放气中氨的含量波动较大，往往会达到5%或甚至8%以上，导致后续的吸附净化工序的负荷加大而使得吸附剂使用寿命缩短，严重时，氨气、水等穿透而进入膜分离***，造成膜的损耗；第二，膜分离***的通量比较小，需要多级串联或并联，才能适应于较大规模的驰放气处理，投资大幅度上升，并且，膜的使用寿命比较短，更换频率比较高，导致运行成本高昂；第三，膜分离***得到的氢气产品气的纯度不是很高，一般为95~98%，若需要更高纯度的H2，膜***的投资就会增大，回收H2的技术经济性受到影响；第四，进入膜分离***的驰放气需要加热至60~80℃，而水洗过程却是常温，驰放气本身是自带温度的，因此，进入水洗前需要降温冷却，而水洗后又要加热，驰放气自身的能级浪费严重。
深冷分离是许多大型合成氨企业常用的一种方法，能体现出规模效应，其一般在80~85K（-187~-193℃）低温及6.0~7.0MPa高压下，进行低温精馏，从中依次获得液化天然气、液氮、氩，以及含90~95%H2的不凝气体，其中，不凝气体为粗氢产品输出，收率很高，但能耗高，投资巨大，在有配套的大型空分及深冷设备的企业中才能有规模效应，而且所得到的粗氢，仍然需要采用PSA或膜分离等加以提纯。深冷分离主要是作为提取氩气的工艺，尤其是从富含氩气的合成氨驰放气中提取，而氢气作为副产物，综合的经济效益比较好。此外，深冷工艺对水洗后的驰放气中含氨、CO2、H2O，以及高沸点杂质组分的含量限制更加严苛，防止这些在低温下易结冰或凝固或冰脆等而导致管道堵塞、设备材料点蚀等引起的操作安全事故发生。因此，配套深冷运行的预处理设备及工艺变得非常重要。
变压吸附（PSA）法是一种能耗较低、氢气纯度高、投资与成本较低的分离方法，比较适用于从含氢浓度60%以上的合成氨驰放气中获取高纯度H2的场合，H2产品的纯度可以达到99.9%以上。相比膜分离法或深冷分离法，PSA法的最大优点是，采用复合吸附剂床层工艺，可以省去包括水吸收洗涤脱氨与吸附净化等工序的预处理工序，避免了氨水的腐蚀性问题，设备采用普通碳钢，投资与维护成本低，并且直接获得高纯度H2产品。但是，传统的PSA分离方法依然存在着一些显著的缺陷：第一，驰放气中的氨气含量大小与波动，严重制约着PSA分离提取H2的效率。由于氨气吸附能力极强，经常出现吸附容易而解吸再生困难的现象，使得吸附剂使用寿命大幅度缩短，并且容易穿透而进入H2产品气中。当合成氨驰放气中的氨浓度超过2~3%时，通常需要单独的变温吸附（TSA）或一次性吸附净化作为PSA分离提纯H2工序的预处理，投资会有所增加；第二，传统的轴向流固定床PSA工艺，“产品气纯度与收率之间呈现反比关系”的矛盾依旧突出，要达到H2产品纯度99.9%以上，收率会明显地下降至小于85%，尤其是对于原料气中的强吸附质组分NH3与水并存的工况，收率会低至75~80%，甚至以下；第三，驰放气中存在着与H2相对分离系数较小的N2与Ar组分，极大地影响着H2产品气的纯度。采用专门吸附剂如碳分子筛（CMSN2）进行动力学吸附，可以吸附较多的N2，而Ar仍然会进入到非吸附相气体中，使得H2产品气的纯度下降。轴向流固定床层的吸附塔，在PSA的吸附与解吸的循环操作中，存在着平衡吸附NH3、动力学吸附N2与筛分选择性吸附Ar的复杂工况，导致固定床层及吸附塔的高径比设计尤为困难。虽然有一种全温程变压吸附（FTrPSA）工艺（专利号“CN201610196432.3”）可以部分解决或缓解平衡吸附机理下的“纯度与收率之间呈现反比关系”的矛盾，但对于大部分的动力学吸附或筛分吸附机理而言，FTrPSA分离方法仍然有相当的局限性，主要在于，轴向流固定床层的吸附塔所具有的较高高径比以及吸附质组分与固体吸附剂之间的传质路径比较长，适合于平衡吸附而对于动力学吸附而言却过长，容易造成严重的吸附质穿透或共吸附或深度吸附现象，使得产品H2的纯度与收率“双双”下降；第四，高压与低温更有利于相对吸附分离系数小的工况，也有利于通过多次均压的操作而使得H2产品气的纯度与收率“双双”提高，这就需要更多的吸附塔、更多的耐高压耐高速气流冲击的吸附剂与程序控制阀及调节阀等阀门的组合，尤其是程序控制阀门，超过5MPa的压力时出现泄漏、疲劳与磨损等机械问题的几率大幅度增加，导致PSA装置运行的稳定性与安全性大幅度下降，并且设备投资也大幅度上升。相反，膜分离方法比较适合高压工况，操作的稳定性与安全性比较好。
为了克服传统的固定床变压吸附（PSA）/（FTrPSA）工艺的一些缺陷，国内外相继从工艺过程及吸附塔的结构及移动床层方面开发了一种PSA径向流转轮吸附（RWPSA）工艺用于PSA提纯H2过程，即，吸附剂是固定在吸附容器中不作相对的运动，而是将吸附剂作为一个整体却通过驱动机构的带动作旋转运动，而物流（气体）包括合成氨驰放气为原料气、逆放气、充压气等的进出转轮吸附器的位置是固定的，吸附与解吸的循环操作分别在不同的吸附器中各个吸附扇形室中同时进行的，弥补了经典的移动床吸附（SMB）工艺吸附剂易损耗、无法适用于PSA分离或净化过程的缺陷，同时相较于传统的固定床PSA/FTrPSA工艺，又大幅度降低了吸附剂装填量，提高了吸附效率，产品气纯度与收率有所提高，一定程度上突破了固定床PSA工艺所存在的“纯度与收率之间呈反比关系”技术瓶颈，同时大幅度减少了程序控制阀或调节阀数量，增加了PSA装置操作的稳定性与安全性。但是，RWPSA工艺也具有明显的限制与缺点：第一，吸附转轮直径及高度（厚度）受到较大限制，导致吸附处理规模不够大，这是由于RWPSA本质上是移动床，要达到类似循环床或流化床等这些典型移动床吸附工艺的“稳态”传质，其轴向传质扩散或径向传质扩散能力必须受到限制，进而无法满足脱除氨或水这类以平衡吸附机理为主的吸附质组分的净化要求。这一特点对轴向流或径向流固定床工艺而言却是优点；第二，转轮PSA设备制造复杂，尤其是带有均压的设备更复杂，且均压次数不超过2次，进而不适合高压驰放气PSA提纯H2工况，因为对于高压驰放气而言，2次的均压使得压力变化幅度太大，会造成吸附塔内的气流流速过快而带出固体吸附剂颗粒，给程序控制阀及调节阀或旋转阀带来冲刷磨损，加之吸附剂本身旋转剪切力影响，吸附剂颗粒粉化会相当严重，会造成相应的旋转阀或控制阀门出现泄漏及安全隐患。目前，转轮PSA设备多为国外公司制造或垄断，成本较高；第三，比较适合于单一吸附质组分的快速吸附与快速解吸且该吸附质组分的吸附机理以动力学吸附为主的工况，比如含VOCs尾气的净化等。对于以平衡吸附为主的脱氨过程，RWPSA工艺却不太适合，尤其是当合成氨驰放气中含有较多的极性较强的NH3、CO2、水及碳氢化合物等杂质组分，需要足够长的传质路径来进行吸附，RWPSA工艺中过短的吸附剂床层高度无法让这些杂质组分充分吸附，导致脱氨除杂不达标，同时，吸附剂无法形成诸如固定床层中装填多种吸附剂的复合床层来进行处理，尤其易受驰放气中水滴、高烃和其它诸如压缩机带入的易污染的液滴损害；第四，RWPSA中的吸附剂在旋转时容易发生因剪切力的存在引起的抛摔，导致工艺物流气体在吸附床层中发生偏流或短流，使得传质效率大打折扣，吸附剂更容易粉化导致吸附剂使用寿命缩短。对转轮变压吸附方法中，也常用规整式吸附剂替代粒状颗粒吸附剂，这样可减少吸附剂颗粒的交变应力及损失，但对于合成氨驰放气的脱氨净化与提纯H2而言，这类规整式，尤其是复合型规整式吸附剂目前国内外鲜有报道。
发明内容
本发明提出了一种全温程模拟旋转移动变压吸附（Full Temperature rangeSimulated Rotated Moving PSA——FTrSRMPSA）新工艺用于从合成氨驰放气中分离与提取H2与NH3方法，是一种以变压吸附（PSA）为基础，充分利用合成氨驰放气自带的温度与压力、原料气体中主要组分H2与N2、CH4、Ar及NH3组分在60~130℃温度范围，以及4.0~7.0MPa压力范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，将置于上下两个多通道旋转阀中央且在其周围安置于一圆环形旋转托盘上多个轴向流固定床吸附塔并通过管道连接以及调控旋转方向与旋转速度、圆环形旋转托盘旋转方向与旋转速度机构所构成的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***，与压缩机、冷凝冷冻机、换热器、缓冲罐及工艺管道组成一个***，使得流经旋转阀通道及通道进出口端与圆环形旋转托盘上的吸附塔进出口端连接的管道及吸附塔中旋转移动的吸附床层的气体，在不断地通过进出每个吸附塔进出口的位置及每个吸附床层在旋转同时完成各自的吸附与解吸步骤的传质，进而形成了“模拟旋转移动床”的变压吸附过程，实现了轴向流固定床变压吸附基础上的模拟旋转移动床变压吸附过程，使得吸附与解吸多步骤的循环操作而高纯度高收率地获得H2与NH3产品，并返回合成氨生产过程中循环使用，具体方案如下：
一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）***，包括一n（4≤n≤40自然整数）个吸附塔的中高温变压吸附氨浓缩***（含驱动机构）、一n’（4≤n’≤40自然整数）个吸附塔的中低温中间气变压吸附***（含驱动机构）、H2产品气（H2PG）/原料气（F）/中间气（IG）/富氮解吸气（N2D）缓冲罐、液氨产品储罐、原料气压缩机1/中间气压缩机2、原料气换热1（加热）/氨浓缩气换热2（冷却）/冷凝冷冻以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n吸附塔”）的中高温变压吸附氨浓缩***与n’个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n’吸附塔”）的中间气变压吸附提氢***，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2（秒/周转）的圆环形旋转托盘上的（n+n’）个吸附塔及相应的驱动机构、m（5≤m≤36自然整数）个通道与m’（5≤m’≤36自然整数）个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1（秒/周转）与ω1’（秒/周转）的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的多通道旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的多通道旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接H2产品气/原料气/中间气/富氮解吸气缓冲罐及原料气压缩机1/换热1/中间气压缩机2/氨浓缩气换热2/氨冷凝冷冻的物料及工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连，其工艺流程为，来自合成氨工序的合成氨驰放气作为原料气（F），从原料气缓冲罐流出并经换热1加热或冷却至60~130℃、并直接或调压至4.0~7.0MPa后进入中高温变压吸附氨浓缩***中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中高温变压吸附氨浓缩，从***中连续产出的由富氨逆放气（NH3D）与富氨冲洗废气（NH3PW）形成的氨浓缩气（NH3CG），氨浓度为大于等于90~95%，经换热2冷却至25~40℃后进入氨冷凝冷冻单元，由此产生的冷凝液为液氨产品（NH3PL），浓度为99.99~99.999%，收率为98~99%，输入液氨产品罐，由此产生的不凝气体作为低压中间气（LPIG）进入中间气（IG）缓冲罐，从中高温变压吸附氨浓缩***流出的非吸附相气体为低压中间气（LPIG）进入中间气（IG）缓冲罐，并与不凝气体作为低压中间气（LPIG）一起流出缓冲罐且经中间气（IG）压缩机2增压至4.0~7.0MPa形成高压中间气（HPIG）进入中间气变压吸附提氢***中的m’通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔中的某个吸附塔进行中间气变压吸附提氢，从***中连续产出非吸附相的氢气产品（H2PG），其纯度为99.9~99.99%，收率为92~95%，从***中连续流出的吸附相的富氮解吸气（N2D）进入富氮解吸气（N2D）缓冲罐并流出，或作为燃料气，或进入深冷制氮/氩及回收H2，或进入膜分离回收H2，由此，构成一个完整的以合成氨驰放气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）分离与净化工艺，从合成氨中获得纯度为99.9~99.99%、收率为92~95%的高纯度H2产品气（H2PG）与纯度大于等于99.99%、收率大于等于98%的液氨产品（NH3PL），或输出，或返回到合成氨制造过程中循环使用。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1、ω1’与ω2）之间的调控匹配，包括，1）同向同步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，ω1=ω1’=ω2/≠0，2）同向异步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，或ω1≠0≥ω1’≠0/ω2=0，或ω1≠0≤ω1’≠0/ω2=0，或ω1=ω1’=0/ω2≠0，优选的，同向同步且ω1=ω1’=ω2/≠0与同向异步且ω1≠0≤ω1’≠0/ω2=0。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***中的n个吸附塔先后交替经历吸附（A）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为4次，包括一次均压降（E1D）/一次均压升（E1R）、二次均压降（E2D）/二次均压升（E2R）、三次均压降（E3D）/三次均压升（E3R）与四次均压降（E4D）/四次均压升（E4R），顺放（PP）与等待（-）步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中高温变压吸附氨浓缩***中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1、与ω2）之间的调控匹配，以及m通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n吸附塔进行变压吸附循环操作。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中间气变压吸附提氢***中的n’个吸附塔先后交替经历吸附（A）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为4次，包括一次均压降（E1D）/一次均压升（E1R）、二次均压降（E2D）/二次均压升（E2R）、三次均压降（E3D）/三次均压升（E3R）与四次均压降（E4D）/四次均压升（E4R），顺放（PP）与等待（-）步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n’个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中间气变压吸附提氢***中的m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1’与ω2）之间的调控匹配，以及m’通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n’吸附塔进行变压吸附循环操作。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***中的n个吸附塔先后交替经历吸附（A）-置换（DP）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，置换气（DP）来自经增压的氨浓缩气（NH3CG），置换压力与吸附压力相等。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的冲洗气（P），或来自***内的顺放气（PP）/中间气（IG），或来自***外的H2产品气（H2PG）/氨浓缩气（NH3CG），通过旋转阀通道（槽道）中一个或多个的开孔实现分批次进行冲洗，开孔数至多为4个，优选的来自***内的顺放气（PP）作为冲洗气（P）。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的逆放（D）步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵，或与解吸气（D）流出旋转阀的物流管道相连，或与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门，优选的与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的变压吸附循环操作中的终充气（FR），或来自***外的原料气（F）或中间气（IG）或氨浓缩气（NH3CG）或H2产品气（H2PG），在H2产品气（H2PG）纯度大于99.99%工况下，优选的采用H2产品气（H2PG）作为中间气变压吸附提氢***的终充气（FR）。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩与中间气变压吸附提氢***的n吸附塔及n’吸附塔中，分别装载有活性氯化钙、活性炭、分子筛的多种组合吸附剂，以及装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的多种组合吸附剂。
更进一步的，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中间气变压吸附提氢***由膜分离提氢***替代，即，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）***，包括一n（4≤n≤40自然整数）个吸附塔的中高温变压吸附氨浓缩***（含驱动机构）与膜分离提氢***组成，原料气进入中高温变压吸附氨浓缩***，从***中流出的吸附相的氨浓缩气（NH3CG）经换热2冷却至25~40℃后进入氨冷凝冷冻单元，从***中流出的非吸附相的高压中间气体，经换热冷却至25~40℃后直接进入由多级透氢膜组成的膜分离提氢***，从渗透侧流出纯度大于99%的H2产品气（H2PG），收率大于等于95%，从非渗透侧流出高压及低压富氮气进入合成氨生产过程的二段合成工序循环使用。
本发明的有益效果是：
（1）通过本发明可将传统的全温程固定复合床层PSA的吸附与解吸循环操作模式模拟变成全温程旋转轮移动床PSA工艺，获得比固定床层或典型的扇形吸附室旋转轮PSA效率更高的产品H2/NH3的纯度与收率，突破了常规与全温程固定吸附床层所具有的“纯度与收率呈反比关系”的技术限制，又大幅度降低了包括旋转轮在内的其它移动床PSA工艺与装备制造复杂性及成本，并从合成氨驰放气中PSA分离过程中的吸附相与非吸附相中同时高收率地获得高纯度H2产品气与液氨产品，其中，H2产品气纯度为99.9~99.99%，收率为92~95%，液氨产品的纯度大于等于99.9~99.99%，收率大于等于98%。
（2）本发明通过对中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的m与m’通道旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转方向与旋转速度（ω1/ω1’与ω2）之间的调控匹配，能够在传统的固定床PSA工艺上实现多组合多步骤的吸附与解吸的PSA循环操作，并能灵活地根据产品H2/NH3的技术指标要求进行调节且含盖了包括多通道旋转阀与传统的固定床PSA组合工艺以及典型的扇形吸附室旋转轮PSA或快轮PSA的移动床工艺等现有的移动床PSA工艺，使得从合成氨驰放气为原料气的FTrSRMPSA工艺过程得以顺利连续高纯度与高收率地提取回收H2与NH3，减少了尾气排放，进一步降低了合成氨生产的消耗与成本。
（3）本发明大幅度降低了传统的轴向流固定床PSA或FTrPSA提取H2与NH3装置的程序控制阀门及调节阀门的数量，既降低了投资与成本，又适应于高压PSA的吸附与解吸的循环操作要求，也增加了装置运行的稳定性与安全性，同时也减少了快轮PSA装置制造的复杂性并能替代国外进口，进一步降低了投资与生产成本。
（4）本发明通过m/m’多通道旋转阀与圆环形旋转托盘的旋转方向与旋转速度（ω1/ω1’与ω2）之间的调控匹配来适应于合成氨驰放气出现较大的波动工况，包括组分、浓度、压力、流量等的波动，操作弹性较大，并无需旋转轮或快轮PSA工艺所需的昂贵的规整式吸附剂，可采用常规的颗粒吸附剂并组成复合吸附剂床层。
（5）本发明根据原料气及其波动工况和产品H2/NH3技术指标的要求，通过调节工艺中各个子***的多通道旋转阀及圆环形旋转托盘的旋转方向及旋转速度之间的匹配以及吸附压力与温度，对吸附塔的高径比进行调整与设计，使得轴向流固定床中的径向扩散忽略不计而满足轴向流固定床成熟的传质模型，而轴向流扩散随着圆环形旋转托盘旋转速度的加快以及高径比的减少，其影响越来越小，进而使得吸附塔内的传质过程更加趋近循环床为代表的移动床所具有的“稳态”效应，H2/NH3产品的纯度与收率更趋向于“双高”。
（6）本发明通过传统的多级膜分离提氢***替代中间气变压吸附提氢***而组成的FTrSRMPSA***，其操作压力更加平稳，在产品H2的收率进一步提高的同时，其从膜分离提氢***的非渗透侧流出的富氮解吸气可灵活调节压力而能返回合成氨二段工序中，驰放气的利用率达到100%。
附图说明
图1为本发明实施例1流程示意图。
图2为本发明实施例2流程示意图。
图3为本发明实施例3流程示意图。
图4为本发明实施例4流程示意图。
具体实施方式
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。
实施例1
如图1所示，所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟 旋转移动床变压吸附工艺，其中，全温程模拟旋转移动床变压吸附 (FTrSRMPSA)***是由装载有分子筛与活性炭的5个(n’＝5’)轴向流且 高径比为3的固定复合床层吸附塔以及由装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、 分子筛/碳分子筛的5个(n＝5)轴向流且高径比为4.5～5.0的固定复合床层吸 附塔安置在一个以旋转速度为ω2＝0的圆环形旋转托盘上的吸附塔(n’+n＝10) 及相应的驱动机构、有通道数分别为m’＝9与m＝9并安置在圆环形托盘中央， 且分别以旋转速度为ω1’＝500～700s与ω1＝400～600s的上下两个独立旋转的多 通道旋转阀、原料气(F)稳压/压缩机1与中间气(IG)压缩机2、氨浓缩气(NH3CG)冷凝冷却器、换热器、原料气(F)/中间气(IG)/H2产品气(H2PG) /富氮解吸气(N2D)缓冲罐、m/m’通道旋转阀与由原料气(F)、H2产品气 (H2PG)、高/低压中间气(H/LPIG)、产品氢气/原料气终充气(H2/F的FR)、富氨逆放气(NH3D)与含氨冲洗废气(NH3PW)形成的氨浓缩气(NH3CG)、 不凝气、富氮逆放气(D)形成的富氮解吸气(N2D)及连接m/m’通道旋转 阀进出口与氢产品气(H2PG)、原料气(F)、高/低压中间气(H/LPIG)缓冲 罐及氨浓缩气(NH3CG)冷凝冷却器相连的物料与工艺气体进出的物料管道以 及连接于经圆环形旋转托盘内置管道至n/n’吸附塔上下与上下两个m/m’通 道旋转阀之间的工艺管道所构成而形成一个FTrSRMPSA***，其中，9通道 旋转阀(上)旋转速度ω1为400～600s，9’通道旋转阀(下)旋转速度ω1’ 为500～700s，圆环形旋转托盘旋转速度ω2为0，来自合成氨合成工段的驰放 气作为原料气(F)，其典型主要组分为63％(v/v，以下类同)氢气(H2)、21％ 氮气(N2)、6.3％氨气(NH3)、7.1％甲烷(CH4)、1.6％氩气(Ar)以及1％其 余包括一氧化碳(CO)、二氧化碳(CO2)、水(H2O)及微量的氦气(He)、 氪(Kr)在内的杂质组分，从原料气(F)缓冲罐流出并经换热1至100～130℃、 并直接或调压至4.0～4.2MPa后进入中高温变压吸附氨浓缩***中的9’通道 旋转阀的原料气(F)通道(如m’＝1)以及连接于圆环形旋转托盘内置管道 进入n’吸附塔中的某个吸附塔(如n’＝1’)进行中高温变压吸附氨浓缩， 其中，吸附压力为4.0～4.2MPa，吸附温度为100～130℃，原料气(F)中的NH3作为吸附质被吸附浓缩，H2、N2、Ar及CH4为非吸附相气体作为中间气(IG) 从吸附塔1’的出口端流出并经过连接于吸附塔1’、圆环形旋转托盘内置管道 及m’通道旋转阀物料通道(如m’＝2’)通孔组成的工艺管道，从m’通道 旋转阀的出口端流出进入中间气(IG)缓冲罐并作为进入中间气变压吸附提氢 ***中的某个吸附塔(如n＝1)的原料气，在吸附塔1’进行吸附(A’)步骤 的同时，中间气(IG)作为原料气经连接于m通道旋转阀通道进口通孔物料 管道(如m＝1)随m通道旋转阀顺时针方向旋转并经该通道出口连接于圆环 形托盘内置管道及连接于吸附塔1的进口端所形成的工艺管道进入吸附塔1并 进行中间气变压吸附提氢***的吸附(A)步骤，吸附压力为4.0～4.2MPa，吸 附质为氮气(N2)与少量的氨气(NH3)与残留在吸附塔2中死空间里的氢气 (H2)、氩气(Ar)与甲烷(CH4)，非吸附相气体从吸附塔1的出口端流出并 经过连接于吸附塔1、圆环形旋转托盘内置管道及m通道旋转阀物料通道(如 m＝2)通孔组成的工艺管道，从m通道旋转阀出口端流出作为氢气产品气(H2PG) 输入氢气产品气(H2PG)缓冲罐，产品氢气(H2PG)的纯度大于等于99.99％， 压力为4.0MPa，或外输或进入合成氨合成工序中循环使用，吸附塔1进行吸 附(A)步骤的同时，连接m’通道旋转阀与结束吸附(A’)步骤的吸附塔1’ 的工艺及物料管道随着m’通道旋转阀顺时针方向同步旋转至如图1中的吸附 塔2’(n’＝2’)位置与吸附塔2’对接，使得该吸附塔2’相继进入氨浓缩 吸附相的一次均压降(E1D’)、二次均压降(E2D’)与顺放(PP’)步骤， 其产生的一次均压降气(E1D’)、二次均压降气(E2D’)先后流经m’通道 旋转阀中的共用通道(如m’＝3’与m’＝4’)及与相应的圆环形旋转托盘内 置管道与吸附塔4’相连接的工艺管道，对处于氨浓缩吸附相的一次均压升 (E1R’)、二次均压升(E2D’)步骤的吸附塔4’(n’＝4’)进行均压， 其吸附塔2’内的压力降至为0.3～0.4MPa，接着进行顺放(PP’)所产生的顺 放气(PP’)流经m’通道旋转阀中的共用通道(如m’＝5’)及与相应的圆 环形旋转托盘内置管道与吸附塔3’相连接的工艺管道，对处于氨浓缩吸附相 的冲洗(P’)步骤的吸附塔3’(n’＝3’)进行冲洗，在吸附塔2’进行氨 浓缩吸附相的顺放(PP’)与冲洗(P’)步骤的同时，随着m通道旋转阀顺 时针方向同步旋转至如图1中的吸附塔2(n＝2)位置，吸附塔2进入富氮吸 附相的一次均压降(E1D)、二次均压降(E2D)与顺放(PP)步骤，其产生 的一次均压降气(E1D)与二次均压降气(E2D)先后流经m通道旋转阀中的 共用通道(如m＝3与4)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔2相连 接的工艺管道，对处于含氮吸附相的一次与二次均压升(E1R与E2R)步骤的 吸附塔4(n＝4)进行均压，其吸附塔2内的压力降至为0.3～0.4MPa，接着进 行顺放(PP)所产生的顺放气(PP)流经m通道旋转阀中的共用通道(如m＝5) 及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3相连接的工艺管道，对处于含 氮吸附相的冲洗(P)步骤的吸附塔3(n＝3)进行冲洗，随着m通道旋转阀顺 时针方向同步旋转至如图1中的吸附塔3(n＝3)位置，吸附塔3进入含氮吸 附相的逆放(D)与冲洗(P)步骤，其中，逆放气(D)作为富氮解吸气(N2D) 流经m通道旋转阀中的共用通道(如m＝6)及与相应的圆环形旋转托盘内置 管道与吸附塔3相连接的物料与工艺管道，从m通道旋转阀m＝6通道的出口 端流出进入富氮解吸气(N2D)缓冲罐后排放，接着来自处于顺放(PP)步骤 的吸附塔2所产生的顺放气(PP)作为冲洗气(P)对处于冲洗(P)步骤的吸 附塔3进行冲洗(P)，所产生的含氮冲洗废气(N2PW)作为低压中间气(LPIG) 流经圆环形旋转托盘内置管道及m通道旋转阀的冲洗废气通道(如m＝7)以 及压缩机增压至4.0～4.2MPa后进入中间气(IG)缓冲罐循环使用，在含氮吸 附相的n＝2与n＝3的吸附塔2与3进行相应解吸步骤的同时，随着m’通道旋 转阀顺时针方向旋转至如图1中的吸附塔3’(n’＝3’)位置，吸附塔3’进 入氨浓缩吸附相的逆放(D’)与冲洗(P’)步骤，其中，逆放(D’)产生 的富氨(浓缩)逆放气(NH3D’)作为氨浓缩气(NH3CG’)流经m’通道 旋转阀中逆放气通道(如m’＝6’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与 吸附塔3’相连接的物料与工艺管道，从m’通道旋转阀m’＝6’通道的出口 端流出，并经换热冷却后进入冷凝冷冻单元进行冷凝，结束逆放(D’)步骤 的吸附塔3’，随着m’通道旋转阀继续的旋转步进而进入冲洗(P’)步骤， 来自顺放(PP’)步骤所产生的顺放气(PP’)流经m’通道旋转阀中的共用 通道(如m’＝5’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3’相连接 的工艺管道，对处于氨浓缩吸附相的冲洗(P’)步骤的吸附塔3’(n’＝3’) 进行冲洗(P’)，所产生的的富氨冲洗废气(NH3PW’)作为氨浓缩气 (NH3CG’)先后流经m’通道旋转阀中的共用通道(如m’＝7’)及与相应 的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔3’相连接的物料与工艺管道，从m’通 道旋转阀m’为7’通道的出口端流出，并经换热冷却后，与逆放(D’)步 骤产生的氨浓缩气(NH3CG’)一样进入冷凝冷冻(器)进行冷凝，冷凝冷冻 器形成的冷凝液为氨纯度为大于等于99.99％的液氨产品(NH3PL)输出使用， 形成的不凝气流经换热与压缩后返回至中间气(IG)缓冲罐循环使用，在吸附 塔3’进行相应的含氨吸附相的解吸步骤的同时，随着m通道旋转阀顺时针方 向旋转至如图1中的吸附塔4(n＝4)位置，吸附塔4进入含氮吸附相的二次 均压升(E2R)、一次均压升(E1R)与等待(-)步骤，其先后与处于一次均 压降(E1D)与二次均压降(E2D)步骤的吸附塔2进行一次与二次均压升(E1R 与E2R)，所用的m通道旋转阀中的共用通道分别为m＝4与3，结束均压升(ER) 步骤后，吸附塔4处于等待(-)时间，相应的m通道旋转阀中的空道(如m＝8) 来对应，在吸附塔4进行二次均压升(E1R与E2R)步骤与等待区(-)等待 的同时，随着m’通道旋转阀顺时针方向旋转至如图1中的吸附塔4’ (n’＝4’)位置，吸附塔4’进入含氨吸附相的二次均压升(E2R’)、一次 均压升(E1R’)与等待(-’)步骤，其先后与处于一次均压降(E1D’)与 二次均压降(E2D’)步骤的吸附塔2’进行一次与二次均压升(E1R’与 E2R’)，所用的m’通道旋转阀中的共用通道分别为m＝4’与3’，结束均压 升(ER’)步骤后，吸附塔4’处于等待(-’)时间，相应的m’通道旋转 阀中的空道(如m’＝8’)来对应，在吸附塔4’进行二次均压升(E1R’与 E2R；)步骤与等待区(-’)等待的同时，随着m通道旋转阀顺时针方向旋转 至如图1中的吸附塔5(n＝5)位置，吸附塔5进入终充(FR)步骤，来自氢 气产品气(H2PG)缓冲罐的产品氢气(H2PG)作为终充气(FR)，流经m通 道旋转阀的终充气(FR)通道(如m＝9)及与相应的圆环形旋转托盘内置管 道与吸附塔5相连接的物料与工艺管道，对吸附塔5进行终充(FR)，使得吸 附塔5中的吸附压力达到吸附(A)步骤所需的吸附压力4.0～4.2MPa，由此构 成了吸附塔1完整的含氮吸附相的变压吸附(PSA)闭环式循环操作，即，吸 附(A)-一次均压降(E1D)/二次均压降(E2D)/顺放(PP)-逆放(D)/冲洗(P)-二次均压升(E2R)/一次均压升(E1R)/等待区(-)-终充(FR)步 骤，然后该吸附塔1再进入下一个吸附与解吸的闭环式循环操作过程，而相应 的进出吸附塔2、3、4与5的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1吸附与解吸 的闭环式循环操作过程中经由m通道旋转阀连续转动交替与切换各个吸附塔 的物料或及工艺气体进出位置进行相应的吸附与解吸的闭环式循环操作步骤， 5(n＝5)个吸附塔中的每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤都对应着其它4个 吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从合成氨驰放气为原料气中连续地 生产出氢气(H2)浓度大于等于99.99％(v/v)的H2产品气(H2PG)，H2产品 气收率大于等于92～95％，而与此同时，随着m’通道旋转阀连续旋转，其中 的终充气(FR’)通道步进至图1中吸附塔5’的位置并接通圆环形旋转托盘 的内置管道与吸附塔5’进口端的工艺管道，吸附塔5’进入终充(FR’)步 骤，以原料气(F)作为终充气(FR’)，流经m’通道旋转阀的终充气(FR’)通道(如m’＝9’)及与相应的圆环形旋转托盘内置管道与吸附塔5’相连接 的物料与工艺管道，对吸附塔5’进行终充(FR)，使得吸附塔5中的吸附压 力达到吸附(A’)步骤所需的吸附压力4.0～4.2MPa，由此构成了吸附塔1’ 完整的含氮吸附相的变压吸附(PSA)闭环式循环操作，即，吸附(A’)-一 次均压降(E1D’)/二次均压降(E2D’)/顺放(PP’)-逆放(D’)/冲洗(P’)-二次均压升(E2R’)/一次均压升(E1R’)/等待区(-’)-终充(FR’) 步骤，然后该吸附塔1’再进入下一个吸附与解吸的闭环式循环操作过程，而 相应的进出吸附塔2’、3’、4’与5’的物料气体及工艺气体，也在吸附塔1’ 吸附与解吸的闭环式循环操作过程中经由m’通道旋转阀连续转动交替与切 换各个吸附塔的物料或及工艺气体进出位置进行相应的吸附与解吸的闭环式 循环操作步骤，5’(n＝5’)个吸附塔中的每一个吸附塔的闭环式循环操作步骤都对应着其它4个吸附塔各自的闭环式循环操作步骤，由此，从合成氨驰放 气为原料气中连续地生产出氨浓度大于等于99.99％(v/v)的液氨产品(NH3PL)， 液氨产品的收率为98～99％。由此，实现了合成氨驰放气中的从吸附相与非吸 附相气体同时提取H2与NH3产品的PSA工艺过程的轴向流固定床层基础上进 行的模拟旋转PSA工艺的高纯度与高收率的“双高”。
实施例2
如图2所示，在实施例1基础上，在中高温变压吸附氨浓缩***中所进行的PSA吸附与解吸的循环操作步骤，在吸附（A’）步骤完成后紧接着依次进行置换（DP’）步骤，采用经过加压至与吸附（A’）压力相等的氨浓缩气（NH3CG）作为置换气（DP’）进行置换（DP’），置换（DP’）步骤完成后再进行一次均压降（E1D’）与二次均压降（E2D’），原先实施例1的顺放（PP’）步骤取消，其相应的m’通道旋转阀的通道（如m’=5’）用作置换气（DP’）通道，而置换（DP’）步骤产生的置换废气（DPW’），流经m’通道旋转阀中原来的富氨冲洗废气（NH3PW’）通道（如m’=7’）并作为中间气（IG）进入中间气（IG）缓冲罐循环使用，结束二次均压降（E2D’）步骤后就进入逆放（D）步骤，之后无需进行冲洗（P）步骤，直接进入等待（-’）、二次均压升（E2R’）与一次均压升（E1R’），最后再进入终充（FR’）步骤，由此，在中高温变压吸附氨浓缩***中所进行的PSA吸附与解吸的循环操作步骤为，吸附（A’）-置换（DP’）/一次均压降（E1D’）/二次均压降（E2D’）-逆放（D’）-等待（-’）/二次均压升（E2R’）/一次均压升（E1R’）-终充（FR’），在本实施例中获得相同纯度的液氨产品下，其收率接近99%，同时，使得H2产品气的收率也大于等于94%。
实施例3
如图3所示，在实施例1与2基础上，在中间气变压吸附提氢***中采用抽真空（V）解吸步骤替代氨浓缩吸附相的逆放（D）步骤，抽真空（V）形成的富氮解吸气（N2D）从n（如n=3）吸附塔出口出并流经与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道且在外置管道上设有真空泵及控制阀门控制流量后进入富氮解吸气（N2D）缓冲罐，最大真空度为-0.08MPa，相应的m通道旋转阀中原来的逆放气（D）通道（如m=6）变为空道，n吸附塔中的吸附剂解吸完全，得到的H2产品气（H2PG）纯度大于等于99.99%，收率大于等于94%，吸附剂使用寿命进一步延长。
实施例4
如图4所示，在实施例1基础上，采用2级低压渗透膜分离***替代中间气变压吸附提氢***，原料气进入中高温变压吸附氨浓缩***，从中流出的吸附相的氨浓缩气（NH3CG）经换热2冷却至25~40℃后进入氨冷凝冷冻单元（器），从***中流出的非吸附相的高压中间气体，经换热冷却至40~60℃后直接进入由2级透氢中空纤维膜组成的膜分离提氢***，其中，H2作为渗透气组分从由4组膜组件串联组成的一级膜分离***中的渗透侧流出纯度大于98%的H2产品气（H2PG），其压力为2.4~2.6MPa，一级膜分离压差为1.4~1.8MPa，或直接输出使用，或进入合成氨工序的高压富氮二段循环使用，而N2、CH4以及Ar作为非渗透气组分，从一级膜分离***中的非渗透侧流出进入由2组膜组件串联组成的二级膜分离***，从渗透侧流出的压力为1.2~1.4MPa的含80%H2的富氢气体，或直接进入合成氨低压富氮二段循环使用，或经过压缩增压至4.0~4.2MPa后返回至一级膜分离***进一步回收有效组分H2，使得纯度大于98%的H2产品气的收率大于等于96%，从二级膜分离***的非渗透侧流出的非渗透气，作为燃料气使用。
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。

Claims (10)

1.一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）***，包括一n（4≤n≤40自然整数）个吸附塔的中高温变压吸附氨浓缩***（含驱动机构）、一n’（4≤n’≤40自然整数）个吸附塔的中低温中间气变压吸附***（含驱动机构）、H2产品气（H2PG）/原料气（F）/中间气（IG）/富氮解吸气（N2D）缓冲罐、液氨产品储罐、原料气压缩机1/中间气压缩机2、原料气换热1（加热）/氨浓缩气换热2（冷却）/冷凝冷冻以及相应的物料与工艺管道所组成，其中，n个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n吸附塔”）的中高温变压吸附氨浓缩***与n’个装载有多种吸附剂且有一定高径比的轴向流固定复合床吸附塔（简称“n’吸附塔”）的中间气变压吸附提氢***，是由n吸附塔与n’吸附塔分别均匀间隔安置在一个以旋转速度为ω2（秒/周转）的圆环形旋转托盘上的（n+n’）个吸附塔及相应的驱动机构、m（5≤m≤36自然整数）个通道与m’（5≤m’≤36自然整数）个通道并安置在圆环形托盘中央且分别以旋转速度为ω1（秒/周转）与ω1’（秒/周转）的上下两个独立旋转的多通道旋转阀，上面的多通道旋转阀简称“m通道旋转阀”，下面的多通道旋转阀简称“m’通道旋转阀”，其m与m’通道进出口端分别通过与圆环形旋转托盘内置管道及对应的n吸附塔/n’吸附塔进出口端相连，连接H2产品气/原料气/中间气/富氮解吸气缓冲罐及原料气压缩机1/换热1/中间气压缩机2/氨浓缩气换热2/氨冷凝冷冻的物料及工艺管道分别与m/m’通道旋转阀进出口、圆环形旋转托盘内置管道进出口及n/n’吸附塔进出口端相连，其工艺流程为，来自合成氨工序的合成氨驰放气作为原料气（F），从原料气缓冲罐流出并经换热1加热或冷却至60~130℃、并直接或调压至4.0~7.0MPa后进入中高温变压吸附氨浓缩***中的m通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n吸附塔中的某个吸附塔进行中高温变压吸附氨浓缩，从***中连续产出的由富氨逆放气（NH3D）与富氨冲洗废气（NH3PW）形成的氨浓缩气（NH3CG），氨浓度为大于等于90~95%，经换热2冷却至25~40℃后进入氨冷凝冷冻单元，由此产生的冷凝液为液氨产品（NH3PL），浓度为99.99~99.999%，收率为98~99%，输入液氨产品罐，由此产生的不凝气体作为低压中间气（LPIG）进入中间气（IG）缓冲罐，从中高温变压吸附氨浓缩***流出的非吸附相气体为低压中间气（LPIG）进入中间气（IG）缓冲罐，并与不凝气体作为低压中间气（LPIG）一起流出缓冲罐且经中间气（IG）压缩机2增压至4.0~7.0MPa形成高压中间气（HPIG）进入中间气变压吸附提氢***中的m’通道旋转阀通道以及连接于圆环形旋转托盘内置管道进入n’吸附塔中的某个吸附塔进行中间气变压吸附提氢，从***中连续产出非吸附相的氢气产品（H2PG），其纯度为99.9~99.99%，收率为92~95%，从***中连续流出的吸附相的富氮解吸气（N2D）进入富氮解吸气（N2D）缓冲罐并流出，或作为燃料气，或进入深冷制氮/氩及回收H2，或进入膜分离回收H2，由此，构成一个完整的以合成氨驰放气为原料气“高纯度、高收率”的制取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）分离与净化工艺，从合成氨中获得纯度为99.9~99.99%、收率为92~95%的高纯度H2产品气（H2PG）与纯度大于等于99.99%、收率大于等于98%的液氨产品（NH3PL），或输出，或返回到合成氨制造过程中循环使用1。
2.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***中的m及m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1、ω1’与ω2）之间的调控匹配，包括，1）同向同步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，ω1=ω1’=ω2/≠0，2）同向异步，顺时针或逆时针方向同向旋转，且，或ω1≠0≥ω1’≠0/ω2=0，或ω1≠0≤ω1’≠0/ω2=0，或ω1=ω1’=0/ω2≠0，优选的，同向同步且ω1=ω1’=ω2/≠0与同向异步且ω1≠0≤ω1’≠0/ω2=02。
3.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***中的n个吸附塔先后交替经历吸附（A）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为4次，包括一次均压降（E1D）/一次均压升（E1R）、二次均压降（E2D）/二次均压升（E2R）、三次均压降（E3D）/三次均压升（E3R）与四次均压降（E4D）/四次均压升（E4R），顺放（PP）与等待（-）步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中高温变压吸附氨浓缩***中的m通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1、与ω2）之间的调控匹配，以及m通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n吸附塔进行变压吸附循环操作3。
4.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中间气变压吸附提氢***中的n’个吸附塔先后交替经历吸附（A）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，均压次数最多为4次，包括一次均压降（E1D）/一次均压升（E1R）、二次均压降（E2D）/二次均压升（E2R）、三次均压降（E3D）/三次均压升（E3R）与四次均压降（E4D）/四次均压升（E4R），顺放（PP）与等待（-）步骤需依据变压吸附循环操作过程中的每个吸附塔交替时序灵活安置，其中，n’个吸附塔先后交替经历变压吸附循环操作步骤是通过中间气变压吸附提氢***中的m’通道旋转阀及圆环形旋转托盘旋转方向及其调控其旋转速度（ω1’与ω2）之间的调控匹配，以及m’通道旋转阀中每个通道交替定时切换变压吸附循环操作过程中的流经的物料与工艺气体而进入n’吸附塔进行变压吸附循环操作4。
5.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***中的n个吸附塔先后交替经历吸附（A）-置换（DP）-均压降（ED）/顺放（PP）-逆放（D）/冲洗（P）-均压升（ER）/等待区（-）-终充（FR）的吸附与解吸循环操作步骤，其中，置换气（DP）来自经增压的氨浓缩气（NH3CG），置换压力与吸附压力相等5。
6.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的冲洗气（P），或来自***内的顺放气（PP）/中间气（IG），或来自***外的H2产品气（H2PG）/氨浓缩气（NH3CG），通过旋转阀通道（槽道）中一个或多个的开孔实现分批次进行冲洗，开孔数至多为4个，优选的来自***内的顺放气（PP）作为冲洗气（P）6。
7.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的逆放（D）步骤采用抽真空方式进行解吸，增设的真空泵，或与解吸气（D）流出旋转阀的物流管道相连，或与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门，优选的与圆环形旋转托盘上的吸附塔出口端连接的外置管道直接相连且在外置管道上设有控制阀门7。
8.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩***与中间气变压吸附提氢***的变压吸附循环操作中的终充气（FR），或来自***外的原料气（F）或中间气（IG）或氨浓缩气（NH3CG）或H2产品气（H2PG），在H2产品气（H2PG）纯度大于99.99%工况下，优选的采用H2产品气（H2PG）作为中间气变压吸附提氢***的终充气（FR）8。
9.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中高温变压吸附氨浓缩与中间气变压吸附提氢***的n吸附塔及n’吸附塔中，分别装载有活性氯化钙、活性炭、分子筛的多种组合吸附剂，以及装载有三氧化二铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的多种组合吸附剂9。
10.如权利要求1所述的一种从合成氨驰放气中提取H2与NH3的全温程模拟旋转移动床变压吸附工艺，其主要特征在于，所述的中间气变压吸附提氢***由膜分离提氢***替代，即，所述的全温程模拟旋转移动床变压吸附（FTrSRMPSA）***，包括一n（4≤n≤40自然整数）个吸附塔的中高温变压吸附氨浓缩***（含驱动机构）与膜分离提氢***组成，原料气进入中高温变压吸附氨浓缩***，从***中流出的吸附相的氨浓缩气（NH3CG）经换热2冷却至25~40℃后进入氨冷凝冷冻单元，从***中流出的非吸附相的高压中间气体，经换热冷却至25~40℃后直接进入由多级透氢膜组成的膜分离提氢***，从渗透侧流出纯度大于99%的H2产品气（H2PG），收率大于等于95%，从非渗透侧流出高压及低压富氮气进入合成氨生产过程的二段合成工序循环使用10。
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