0)产品，甲烷脱除率高，CO纯度达到体积分数99%以上，CO产品气中甲烷含量可以降到体积分数5 X 10—6以下，且H2和⑶的回收率高，H2回收率99%以上，CO回收率88%以上，装置对原料气的适应能力强，降低了对合成气杂质的要求。
[0014]本发明的从合成气制取富氢气和一氧化碳的系统在不增加设备的前提下，根据CO产品气的压力，从CO压缩机的末级或中间级抽出一部分CO循环作为低压精馏塔的冷源，取消了氮气压缩机和膨胀机，设备较少，投资小。
[0015]本发明的系统和方法得到的产品氢气纯度高，进入目前仅提取HJ^PSA或膜分离装置，提高了进PSA或膜分离回收氢系统的H2浓度，从而提高装置的氢气回收率，减小PSA或膜分离系统的处理负荷。
[0016]所述的高压精馏塔和低压精馏塔采用填料塔、阻力小、精馏效果好、操作弹性大，适合于变工况操作。
【附图说明】
[0017]图1为本发明从合成气中制取富氢气和一氧化碳系统的结构示意图。
[0018]图中标注为:1、第一板翅式换热器;2、第一蒸发器;3、第二蒸发器;4、第二板翅式换热器;5、闪蒸分离器;6、第一节流阀；7、三通管;8、高压精馏塔;9、低压精馏塔;10、第二节流阀；11、第一冷凝器;12、第三节流阀；13、C0产品压缩机;14、合成气净化单元;100、第一管道；101、第二管道；102、第三管道；103、第四管道；104、第五管道；105、第六管道；106、第七管道；107、第八管道；108、第九管道；109、第十管道；110、第^^一管道；111、第十二管道；112、第十三管道；113、第十四管道；114、第十五管道；115、第十六管道；116、第十七管道；117、第十八管道；118、第十九管道;119、第二十管道；120、第二十一管道；121、第二十二管道;122、第二十三管道;123、第二十四管道。
【具体实施方式】
[0019]下面结合具体实施例对本发明作进一步阐述。
[0020]实施例一
如图1所不，一种从合成气制取富氢气和一氧化碳的系统，该系统主要包括合成气净化单元14、低温液化分离单元、CO产品压缩机13，所述的低温液化分离单元包括第一板翅式换热器1、第二板翅式换热器4、闪蒸分离器5、高压精馏塔8、低压精馏塔9，所述高压精馏塔塔底设置第一蒸发器2，所述的低压精馏塔塔底设置第二蒸发器3，塔顶设有第一冷凝器11，所述的净化单元入口与原料合成气的第一管道100相连，所述净化单元出口通过第二管道101与第一板翅式换热器相连接，所述第一蒸发器的入口通过第三管道102与所述第一板翅式换热器相连接，出口通过第四管道103与所述第二蒸发器入口连接;所述第二蒸发器出口通过第五管道104与所述第二板翅式换热器相连接，所述第二板翅式换热器通过第六管道105与所述闪蒸分离器入口相连接;所述闪蒸分离器上部气相出口通过第七管道106经过所述第二板翅式换热器与所述第一板板翅式换热器相连接，所述第一板板翅式换热器与第八管107道相连接;所述闪蒸分离器下部液相出口通过第九管108道经第一节流阀6与三通管7连接，所述三通管通过第十管道109与所述高压精馏塔上部入口连接;所述三通管通过第十一管道110与所述第二板翅式换热器相连接，所述第二板翅式换热器通过第十二管道111与所述高压精馏塔中下部入口连接;所述高压精馏塔上部气相出口通过第十三管道112经过所述第二板翅式换热器与所述第一板板翅式换热器相连接，所述第一板板翅式换热器与第十四管道113相连接;所述高压精馏塔下部液相出口通过第十五管道114经过第二节流阀10与所述第二板翅式换热器相连接，所述第二板翅式换热器通过第十六管道115与所述低压精馏塔入口连接;所述低压精馏塔顶部气相出口通过第十七管道116经过所述第二板翅式换热器与所述第一板翅式换热器相连接，所述第一板翅式换热器通过第十八管道117与所述CO产品压缩机中部入口连接;所述低压精馏塔底部液相出口通过第十九管道118经过所述第二板翅式换热器与所述第一板翅式换热器相连接，所述第一板翅式换热器与第二十管道119连接。
[0021]所述⑶产品压缩机中部出口通过第二十一管道120经过所述第一板翅式换热器与所述第二板翅式换热器相连接，所述第二板翅式换热器通过第二十二管道121经过第三节流阀12与低压精馏塔第一冷凝器入口连接，所述第一冷凝器出口通过第二十三管道122经过所述第二板翅式换热器与所述第一板翅式换热器相连接，所述第一板翅式换热器通过第二十四管道123与所述CO产品压缩机入口相连接。
[0022]所述第一板翅式换热、所述第二板翅式换热器、所述第一蒸发器、所述第二蒸发器及所述第一冷凝器均为为真空钎焊板翅式换热器，所述高压精馏塔和所述低压精馏塔为规整填料塔。
[0023]所述CO产品压缩机出口压力为:0.5MPa?3.0MPa;所述CO产品压缩机用于循环部分抽出压力为:0.5MPa?0.8MPa。
[0024]所述净化单元入口压力为:3.0MPa?6.0MPa，甲烷含量体积分数为0.5%?10%;所述高压精馏塔压力为0.9MPa?2.5MPa ；所述低压精馏塔压力为0.2MPa -0.4MPa。
[0025]实施例二
一种从合成气中制取富氢气和一氧化碳的方法，甲烷含量体积分数为0.5%?10%的合成气压力为3.0MPa?6.0MPa经过净化单元，通过净化单元内的吸附剂吸附后将合成气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的合成气通过第二管道进入第一板翅式换热器冷却至145K~165Κ，进入所述的高压精馏塔第一蒸发器作为热源进一步被冷却至128Κ~135Κ，冷却后通过第四管道进入所述的低压精馏塔第二蒸发器作为热源被继续冷却至103Κ~115Κ，再次冷却后通过第五管道进入第二板翅式换热器内冷却至91Κ?95Κ，冷却后的气体通过第六管道进入闪蒸分离器进行闪蒸分离，经初步闪蒸分离后，在闪蒸分离器顶部得到氢气体积含量为87%以上的富氢气通过第七管道返流依次经第二板翅式换热器、第一板翅式换热器复热回收冷量得到富氢气产品，富氢气产品通过第八管道送出外部，闪蒸分离器低部得到的富一氧化碳液体经过节流至0.9MPa?2.5MPa，通过三通管分成两部分，一部分液体通过第十管道直接进入高压精馏塔入口进行精馏分离，另一部分液体通过第十一管道进入第二板翅式换热器复热至115K-120K，复热后通过第十二管道进入高压精馏塔入口进行精馏分离;在高压精馏塔内进行精馏分离，在精馏塔塔顶得到氢气体积含量82%以上的闪蒸气通过第十三管道返流依次进入第二板翅式换热器、第一板翅式换热器复热并回收冷量得到闪蒸气产品，得到的闪蒸气产品通过第十四管道送出外部，高压精馏塔塔底得到CO纯度较高的液体通过第十五管道经第二节流阀节流至0.2MPa?0.4MPa进入第二板翅式换热器复温至95K~100K，复温后通过第十六管道进入低压精馏塔进行精馏分离;在低压精馏塔底得到甲烷含量较高的废液，通过第十九管道返流依次进入第二板翅式换热器、第一板翅式换热器回收冷量并复热，复热后的废气通过第二十管道送出外部，低压精馏塔顶得到纯度体积含量为99%以上的CO通过第十七管道返流依次第二板翅式换热器、第一板翅式换热器回收冷量并复热，复热后的CO产品通过第十八管道进入CO产品压缩机入口压缩至所需压力0.