制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统及方法
【专利摘要】本发明涉及气体低温分离领域，特别涉及一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统及方法，该系统主要包括原料气净化单元、低温液化分离单元、CO产品压缩机及混合冷剂压缩机；所述的低温液化分离单元包括主换热器、洗甲烷塔、脱氢塔、脱甲烷塔及脱氮塔，所述的脱氢塔塔底设有第一蒸发器，所述的脱甲烷塔塔底设有第二蒸发器、塔顶设有第一冷凝器，所述的脱氮塔塔底设有第三蒸发器、塔顶设有第二冷凝器，本发明通过该四塔流程得到高纯度的富H2和CO产品的同时，可以得到高纯度液态甲烷，装置对原料气的适应能力强，降低了装置对原料气杂质的要求，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循环作为精馏塔的冷源和热源，取消了氮气压缩机和膨胀机，设备较少，投资小。
【专利说明】
制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统及方法
技术领域
[0001]本发明涉及气体低温分离领域，特别涉及一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统及方法。
【背景技术】
[0002]⑶和出是化工过程的重要合成原料，被广泛用于一系列有机化工产品和中间体的合成，而CO和出的制取一般以煤、天然气或油为原料，经过一定的方法变换得到，在制取过程中除产生有效组分CO和H2外，还产生一定量的CH4，N2、C02等杂质以混合物的形式存在，化工合成过程通常需要高纯度的CO，这就需要合适的方法将其混合物分离提纯。
[0003]0)和出的分离方法主要有变压吸附法、膜分离法和低温精馏分离法。膜分离方法由于高效选择性膜的价格高，应用较少。变压吸附法通常用于小型装置，操作灵活可靠，但是随着化工领域大型化的发展，变压吸附在处理大规模气体负荷时，设备多、占地面积大且运行成本高。低温分离法是利用组分之间物性的差异，通过低温精馏的方法进行分离提纯，常用于大型化工领域的⑶和出混合气体分离提纯。
[0004]液态甲烷是一种清洁、高效的能源，并且热值高便于运输，中国所公开的CO和H2低温分离提纯方法中，只是考虑⑶和出进行分离提纯，在氮气、甲烷含量较高的情况下，甲烷随其它杂质一起排放作为燃料，甲烷的价值没有得到合理利用，而申请号为201510014562.6、名称为一种合成气分离制取氢气及高纯一氧化碳的方法和装置的中国专利在杂质含量较复杂的情况下，采用多塔分离，但是需要增加氮气循环压缩和膨胀机，流程复杂，机器较多，能耗高，并且没有提出对甲烷的合理利用。近年来LNG的市场较好，在CO和H2分离的同时可以生产经济价值较高的液态甲烷，增加产品的附加值，从而提高装置的整体经济效益。
【发明内容】
[0005]本发明的目的在于克服上述现有技术中的不足，当原料气中的杂质氮气、甲烷含量较高时，提供一种高效节能的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统及方法，本发明在生产高纯一氧化碳和富氢气的同时，可以得到经济价值高的液态甲烷。
[0006]本发明的技术方案是这样实现的:一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烧的系统，该系统主要包括原料气净化单元、低温液化分离单元、CO产品压缩机及混合冷剂压缩机;所述的低温液化分离单元包括主换热器、洗甲烷塔、脱氢塔、脱甲烷塔及脱氮塔，所述的脱氢塔塔底设有第一蒸发器，所述脱甲烷塔的塔底设有第二蒸发器、塔顶设有第一冷凝器，所述的脱氮塔塔底设有第三蒸发器、塔顶设有第二冷凝器;所述净化单元的入口连通送气的第一管道，所述净化单元出口通过第二管道与主换热器相连通;所述洗甲烷塔的下部入口通过第三管道与所述主换热器相连通，所述洗甲烷塔的顶部气相出口通过第四管道与主换热器相连通，所述主换热器热端连通送出富氢气的第五管道，所述洗甲烷塔的底部液相出口通过第六管道连通第一节流阀；所述第一节流阀通过第七管道连通主换热器，所述主换热器通过第八管道与所述脱氢塔的中部入口相连通，所述第一节流阀通过第九管道与所述脱氢塔的上部入口相连通;所述脱氢塔顶部气相出口通过第十管道与所述主换热器连通，所述主换热器热端连通送出闪蒸汽的第十一管道;所述脱氢塔的底部液相出口通过第十二管道与第二节流阀相连通，所述第二节流阀通过第十三管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第十四管道与所述脱甲烷塔下部入口相连通，所述第二节流阀通过第十五管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第十六管道与所述脱甲烷塔中部入口相连通;所述脱甲烷塔底部液相出口通过第十七管道与所述主换热器相连通，所述主换热器热端连通送出液态甲烷的第十八管道;所述脱甲烷塔的顶部气相出口通过第十九管道与第二十六管道相连通，所述脱甲烷塔的上部气相出口通过第二十管道与脱氮塔中部入口相连通，所述脱甲烷塔的顶部第一冷凝器出口通过第二十一管道经过第三节流阀与所述脱氮塔顶部第二冷凝器的入口相连通;所述脱氮塔的底部液相出口连通第二十二管道，第二十二管道上设置第四节流阀，所述第四节流阀通过第二十三管道与所述脱氮塔的顶部第二冷凝器入口连通，所述脱氮塔的上部气相出口通过第二十四管道与所述主换热器连通，所述主换热器热端连通送出废气的第二十五管道;所述脱氮塔的顶部气相出口通过第二十六管道与所述主换热器连通，所述主换热器通过第二十七管道与所述的⑶产口压缩机入口相连通。
[0007]所述CO产品压缩机通过第二十八管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第二十九管道与所述脱氢塔塔底第一蒸发器入口相连通，第二十九管道与第三十管道相通，所述脱甲烷塔塔底第二蒸发器的入口连通第三十管道，出口连通第三十一管道，第三十一管道与第三十二管道相连通，所述第一蒸发器出口通过第三十二管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第三十三管道与所述洗甲烷塔上部入口相连通;所述第一冷凝器入口连通第三十四管道，第三十四管道分别连通第三十三管道和第三十五管道，第三十五管道与所述主换热器连通，所述主换热器通过第三十六管道与所述CO产品压缩机中部入口相连通，所述CO产品压缩机中部出口通过第三十七管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第三十八管道与所述脱氮塔底部第三蒸发器入口相连通，所述第三蒸发器出口通过第三十九管道与第五节流阀相连通，所述第五节流阀与第二十三管道相连通，所述CO产品压缩机出口连通第四十五管道。
[0008]所述的混合冷剂压缩机的气相出口通过第四十管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十一管道经第六节流阀与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十二管道与混合冷剂压缩机入口相连通;所述混合冷剂压缩机液相出口通过第四十三管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十四管道经第七节流阀与所述主换热器相连通。
[0009]所述主换热器、所述第一蒸发器、所述第二蒸发器、所述第三蒸发器、所述第一冷凝器及所述第二冷凝器均为为真空钎焊板翅式换热器，所述洗甲烷塔、脱氢塔、脱甲烷塔、脱氮塔均为规整填料塔或填料与浮阀组合式精馏塔。
[0010]所述CO产品压缩机出口压力为:0.5 MPa?3.5MPa;所述CO产品压缩机用于循环部分抽出压力为:0.5MPa?3.5MPa。
[0011 ] 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%，氮气含量体积分数为4%?8%;所述的脱氢塔压力为0.9MPa?2.5MPa ；所述的脱甲烷塔和脱氮塔压力为0.2MPa ?0.6MPa。
[0012]混合冷剂采用氮气、甲烷、乙烯、丙烷和异戊烷按一定的比例混合而成。
[0013]—种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的方法，其特征在于:该方法如下: 高氮气、甲烷含量的原料经过第一管道进入净化单元，通过净化单元内的吸附剂吸附后将原料气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的原料气通过第二管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后通过第三管道进入所述的洗甲烷塔将原料中的甲烷洗涤出来，在洗甲烷塔顶部气相出口得到富氢气，富氢气通过第四管道进入主换热器回收冷量并复热，富氢气复热后通过第五管道送出，在洗甲烷塔底部液相出口得到甲烷浓缩后的原料通过第六管道经第一节流阀节流，节流后分成两部分，一部分通过第七管道进入主换热器复热，复热后经第八管道进入脱氢塔中部，另一部分通过第九管道直接接入脱氢塔上部入口，在脱氢塔内进行精馏分离，在脱氢塔顶部气相出口得到闪蒸汽，闪蒸气通过第十管道进入主换热器回收冷量并复热，闪蒸气复热后通过第十一管道送出，在脱氢塔底部液相出口得到进一步浓缩后的原料通过第十二管道经第二节流阀节流，节流后分成两部分，一部分通过第十三管道进入主换热器复热，复热后经第十四管道进入脱甲烷塔下部入口，另一部分通过第十五管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后通过第十六管道进入脱甲烷塔中部入口，在脱甲烷塔底部液相出口得到高纯度液态甲烷，液态甲烷通过第十七管道进入主换热器过冷，过冷后通过第十八管道送出，在脱甲烷塔上部气相出口得到一定浓度的CO通过第二十管道进入脱氮塔中部入口，在脱氮塔内进一步脱除杂质，在脱氮塔底部液相出口得到高纯度CO通过第二十二管道经第四节流阀节流，节流后通过第二十三管道进入脱氮塔顶部第二冷凝器入口作为冷源，在脱氮塔上部气相出口得到富氮气废气，废气通过第二十四管道进入主换热器复热并回收冷量，复热后，通过第二十五管道送出。
[0014]装置的冷量主要靠CO循环节流和制冷剂循环节流制冷提供，来自CO产品压缩机出口的一部分CO通过第二十八管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后分别通过第二十九管道和第三十管道进入脱氢塔底部第一蒸发器、脱甲烷塔塔底第二蒸发器，在蒸发器内作为热源被冷却，冷却后混合通过第三十二管道进入主换热器继续冷却，冷却后分成三部分，一部分通过第三十三管道进入洗甲烷塔，作为洗涤液将原料中的甲烷洗涤出来，另一部分通过第三十四管道进入脱甲烷塔顶部第一冷凝器作为冷源被复热部分气化，在第一冷凝器顶部得到气相CO通过第十九管道与第二十六管道气相混合，在第一冷凝器低部得到液相CO通过第二十一管道经第三节流阀节流后进入脱氮塔第二冷凝器作为冷源，最后一部分通过第三十五管道返回主换热器复热回收冷量，回收冷量后通过第三十六管道进入CO产品压缩机中部入口，CO产品压缩机中部抽出一部分通过第三十七管道进入主换热器冷却，冷却后通过第三十八管道进入脱氮塔第三蒸发器作为热源被冷却，冷却后通过第三十九管道经第五节流阀与第二十三管道物料相混合，混合后进入脱氮塔第二冷凝器，在第二冷凝器内作为冷源被复热气化得到CO产品，CO产品通过第二十六管道进入主换热器复热回收冷量，回收冷量后进入CO产品压缩机入口进行压缩至一定压力通过第四十五管道作为产品送出；来自混合冷剂压缩机的气相冷剂通过第四十管道进入主换热器进行冷却，被冷却至一定温度后通过第四十一管道经第六节流阀节流制冷，返流进入主换热器，来自混合冷剂压缩机的液相冷剂通过第四十三管道进入主换热器冷却至一定温度抽出，通过第四十四管道经第七节流阀节流制冷，节流制冷后返流进入主换热器，与另一股冷剂混合复热送出主换热器，通过第四十二管道进入混合冷剂压缩机，完成制冷循环。
[0015]本发明的技术方案产生的积极效果如下:对于高含氮气、甲烷原料气，通过该四塔流程得到高纯度的富HdPCO产品的同时，可以得到高纯度液态甲烷，CO纯度达到体积分数99%以上，液态甲烷纯度体积含量达到98%以上，杂质脱除干净，且H2、C0和甲烷的回收率高，H2和甲烷的回收率99%以上，CO回收率88%以上，装置对原料气的适应能力强，降低了装置对原料气杂质的要求。
[0016]本发明从原料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循环作为精馏塔的冷源和热源，取消了氮气压缩机和膨胀机，设备较少，投资小。
[0017]本发明在制取高纯一氧化碳和富氢气的同时生产经济附加值高的液态甲烷，设置了单独的混合冷剂制冷系统，增加设备混合冷剂压缩机，但是混合制冷剂主要由氮气、甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷等物质按照原料气的不同组成配置一定比例的冷剂混合而成，制冷能耗低。
【附图说明】
[0018]图1为本发明制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统的结构示意图。
[0019]图中标注为:1、混合冷剂压缩机;2、原料气净化单元;3、C0产品压缩机;4、低温液化分离单元;5、主换热器;6、洗甲烷塔;7、脱氢塔;8、脱甲烷塔;9、脱氮塔；10、第一蒸发器；
11、第二蒸发器；12、第三蒸发器;13、第一冷凝器;14、第二冷凝器;15、第七节流阀；16、第六节流阀、17、第一节流阀；18、第二节流阀；19、第三节流阀；20、第五节流阀；21、第四节流阀；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^^一管道;121、第二十二管道；122、第二十三管道；123、第二十四管道；124、第二十五管道；125、第二十六管道；126、第二十七管道；127、第二十八管道；128、第二十九管道；129、第三十管道；130、第三十一管道；131、第三十二管道；132、第三十三管道；133、第三十四管道；134、第三十五管道；135、第三十六管道；136、第三十七管道；137、第三十八管道；138、第三十九管道；139、第四十管道；140、第四十一管道；141、第四十二管道；142、第四十三管道；143、第四十四管道；144、第四十五管道。
【具体实施方式】
[0020]下面结合具体实施例对本发明作进一步阐述。
[0021 ] 实施例一
如图1所示，一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，该系统主要包括原料气净化单元2、低温液化分离单元4、C0产品压缩机3、混合冷剂压缩机I;所述的低温液化分离单元包括主换热器5、洗甲烷塔6、脱氢塔7、脱甲烷塔8、脱氮塔9，所述的脱氢塔塔底设有第一蒸发器10，所述的脱甲烷塔塔底设有第二蒸发器11、塔顶设有第一冷凝器13，所述的脱氮塔塔底设有第三蒸发器12、塔顶设有第二冷凝器14;所述的净化单元2入口连通第一管道100，所述净化单元出口通过第二管道101与主换热器5相连通;所述洗甲烷塔6的下部入口通过第三管道102与所述主换热器5相连通，洗甲烷塔顶部气相出口通过第四管道103与主换热器5相连通，主换热器5与第五管道104连通，洗甲烷塔底部液相出口通过第六管道105与第一节流阀17相连通;第一节流阀17通过第七管道106与主换热器5相连通，主换热器5通过第八管道107与所述的脱氢塔7中部入口相连通，第一节流阀17通过第九管道108与所述脱氢塔7上部入口相连通;所述脱氢塔7顶部气相出口通过第十管道109与主换热器5相连通，主换热器5与第十一管道110相连通，脱氢塔底部液相出口通过第十二管道111与第二节流阀18相连通;第二节流阀18通过第十三管道112与主换热器5相连通，主换热器5通过第十四管道113与脱甲烷塔8下部入口相连通，第二节流阀18通过第十五管道114与主换热器5相连通，主换热器5通过第十六管道115与脱甲烷塔8中部入口相连通;所述脱甲烷塔8底部液相出口通过第十七管道116与主换热器5相连通，主换热器5与第十八管道117相连通，脱甲烷塔8顶部气相出口通过第十九管道118与第二十六管道125相连通，脱甲烷塔8上部气相出口通过第二十管道119与脱氮塔9中部入口相连通，脱甲烷塔8顶部第一冷凝器13出口通过第二十一管道120经过第三节流阀19与脱氮塔9顶部第二冷凝器14入口相连通;所述脱氮塔9底部液相出口通过第二十二管道121与第四节流阀21相连通，第四节流阀21通过第二十三管道122与脱氮塔9顶部第二冷凝器14入口连通，脱氮塔上部气相出口通过第二十四管道123与主换热器5连通，主换热器5与第二十五管道124连通，脱氮塔顶部气相出口通过第二十六管道125与主换热器5连通，主换热器5通过第二十七管道126与所述的CO产口压缩机3入口相连通。
[0022]所述⑶产品压缩机3通过第二十八管道127与主换热器5相连通，主换热器5通过第二十九管道128与所述脱氢塔7塔底第一蒸发器10入口相连通，第二十九管道128通过第三十管道129与脱甲烷塔塔底第二蒸发器11入口相连通，第二蒸发器11出口通过第三i^一管道130与第三十二管道131相连通，第一蒸发器10出口通过第三十二管道132与主换热器5相连通，主换热器5通过第三十三管道132与洗甲烷塔6上部入口相连通，第一冷凝器13入口通过第三十四管道133与第三十三管道132相连通，主换热器通过第三十五管道134与第三十四管道133相连通，主换热器5通过第三十六管道135与⑶产品压缩机3中部入口相连通，CO产品压缩机3中部出口通过第三十七管道136与主换热器5相连通，主换热器5通过第三十八管道137与脱氮塔9底部第三蒸发器12入口相连通，第三蒸发器12出口通过第三十九管道138经过第五节流阀20与第二十三管道122相连通，所述CO产品压缩机3出口与第四十五管道144相连通。
[0023]所述的混合冷剂压缩机I气相出口通过第四十管道139与主换热器5相连通，主换热器5通过第四十一管道140经第六节流阀16与主换热器5相连通，主换热器5通过第四十二管道141与混合冷剂压缩机I入口相连通，完成循环，混合冷剂压缩机I液相出口通过第四十三管道142与主换热器5相连通，主换热器5通过第四十四管道143经第七节流阀15与主换热器5相连通。
[0024]所述主换热器5、所述第一蒸发器10、所述第二蒸发器11、所述第三蒸发器12、所述第一冷凝器13及所述第二冷凝器14均为为真空钎焊板翅式换热器，所述洗甲烷塔6、脱氢塔7、脱甲烷塔8、脱氮塔9均为规整填料塔或填料与浮阀组合式精馏塔。
[0025]实施例二一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烧的方法，甲烧体积含量为0.5%?10%，氮气体积含量为4%?8%的原料气压力为3.0MPa?6.0MPa经过第一管道进入净化单元，通过净化单元内的吸附剂吸附后将原料气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的原料气通过第二管道进入主换热器冷却至?100K，冷却后通过第三管道进入所述的洗甲烷塔将原料中的甲烷洗涤出来，在洗甲烷塔顶部气相出口得到氢气体积含量为77%以上的富氢气，富氢气通过第四管道进入主换热器回收冷量并复热，富氢气复热后通过第五管道送出得到富氢气产品，在洗甲烷塔内甲烷被洗涤下来，塔顶的富氢气甲烷损失少，在洗甲烷塔底部液相出口得到甲烷被浓缩至体积含量为16%左右的原料通过第六管道经第一节流阀节流制冷，节流后压力为0.9MPa?2.5MPa，节流后分成两部分，一部分通过第七管道进入主换热器复热至?118K，复热后经第八管道进入脱氢塔中部，另一部分通过第九管道直接接入脱氢塔上部入口，在脱氢塔内进行精馏分离，在脱氢塔顶部气相出口得到氢气体积含量为63%以上的闪蒸汽，闪蒸气通过第十管道进入主换热器回收冷量并复热，闪蒸气复热后通过第十一管道作为闪蒸气产品送出，在脱氢塔底部液相出口得到进一步浓缩后的原料通过第十二管道经第二节流阀节流至0.2MPa -0.6MPa，节流后分成两部分，一部分通过第十三管道进入主换热器复热至?132K，复热后经第十四管道进入脱甲烷塔下部入口，另一部分通过第十五管道进入主换热器冷却至?99K，冷却后通过第十六管道进入脱甲烷塔中部入口，在脱甲烷塔内进行精馏分离脱除原料中的甲烷，在脱甲烷塔底部液相出口得到甲烷体积含量在98%以上的高纯度液态甲烧，液态甲烧通过第十七管道进入主换热器过冷2 K?3K，过冷后通过第十八管道作为液态甲烷产品送出，在脱甲烷塔上部气相出口得到CO体积含量为92%以上的原料通过第二十管道进入脱氮塔中部入口，在脱氮塔内进一步脱除氮气杂质，在脱氮塔底部液相出口得到⑶体积含量为99%以上的高纯度CO通过第二十二管道经第四节流阀节流至0.15MPa…0.19MPa，节流后通过第二十三管道进入脱氮塔顶部第二冷凝器入口作为冷源被复热气化，在脱氮塔上部气相出口得到氮气体积含量为82%以上的富氮废气，废气通过第二十四管道进入主换热器复热并回收冷量，复热后，通过第二十五管道送出。
[0026]装置的冷量主要靠CO循环节流和制冷剂循环节流制冷提供，来自CO产品压缩机出口的一部分CO压力为0.5MPa?3.5MPa通过第二十八管道进入主换热器冷却至145K~160K，冷却后分别通过第二十九管道和第三十管道进入脱氢塔底部第一蒸发器、脱甲烷塔塔底第二蒸发器，在蒸发器内作为热源被冷却，冷却后混合通过第三十二管道进入主换热器继续冷却至?100Κ，冷却后分成三部分，一部分通过第三十三管道进入洗甲烷塔，作为洗涤液将原料中的甲烷洗涤出来，另一部分通过第三十四管道进入脱甲烷塔顶部第一冷凝器作为冷源被复热部分气化，在第一冷凝器顶部得到气相CO通过第十九管道与第二十六管道气相混合，在第一冷凝器低部得到液相CO通过第二十一管道经第三节流阀节流后进入脱氮塔第二冷凝器作为冷源，最后一部分通过第三十五管道返回主换热器复热回收冷量，回收冷量后通过第三十六管道进入CO产品压缩机中部入口，CO产品压缩机中部抽出一部分CO压力为0.5MPa?3.5MPa通过第三十七管道进入主换热器冷却至118Κ~125Κ，冷却后通过第三十八管道进入脱氮塔第三蒸发器作为热源被冷却，冷却后通过第三十九管道经第五节流阀节流至
0.15MPa—0.19MPa与第二十三管道物料相混合，混合后进入脱氮塔第二冷凝器，在第二冷凝器内作为冷源被复热气化得到CO体积含量为99%以上的CO产品，CO产品通过第二十六管道进入主换热器复热回收冷量，回收冷量后进入⑶产品压缩机入口进行压缩至0.5MPa…3.5MPa通过第四十五管道作为产品送出；由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷和氮气按一比例混合而成压力为0.25MPa?0.35MPa的混合冷剂通过混合冷剂压缩机压缩至3.0-4.0Mpa后被冷却分离，来自混合冷剂压缩机的气相冷剂通过第四十管道进入主换热器进行冷却至118K~125Κ，被冷却后通过第四^^一管道经第六节流阀节流至0.3-0.4MPa制冷，返流进入主换热器复热，来自混合冷剂压缩机的液相冷剂通过第四十三管道进入主换热器冷却至?150K，通过第四十四管道经第七节流阀节流至0.3?0.4MPa制冷，节流制冷后返流进入主换热器复热，与另一股冷剂混合复热送出主换热器，通过第四十二管道进入混合冷剂压缩机，完成制冷循环。
[0027]本实施例中所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统为实施例一中所述，在此不再一一赘述。
【主权项】
1.一种制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:该系统主要包括原料气净化单元、低温液化分离单元、CO产品压缩机及混合冷剂压缩机;所述的低温液化分离单元包括主换热器、洗甲烷塔、脱氢塔、脱甲烷塔及脱氮塔，所述的脱氢塔塔底设有第一蒸发器，所述脱甲烷塔的塔底设有第二蒸发器、塔顶设有第一冷凝器，所述的脱氮塔塔底设有第三蒸发器、塔顶设有第二冷凝器;所述净化单元的入口连通送气的第一管道，所述净化单元出口通过第二管道与主换热器相连通;所述洗甲烷塔的下部入口通过第三管道与所述主换热器相连通，所述洗甲烷塔的顶部气相出口通过第四管道与主换热器相连通，所述主换热器热端连通送出富氢气的第五管道，所述洗甲烷塔的底部液相出口通过第六管道连通第一节流阀；所述第一节流阀通过第七管道连通主换热器，所述主换热器通过第八管道与所述脱氢塔的中部入口相连通，所述第一节流阀通过第九管道与所述脱氢塔的上部入口相连通;所述脱氢塔顶部气相出口通过第十管道与所述主换热器连通，所述主换热器热端连通送出闪蒸汽的第十一管道;所述脱氢塔的底部液相出口通过第十二管道与第二节流阀相连通，所述第二节流阀通过第十三管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第十四管道与所述脱甲烷塔下部入口相连通，所述第二节流阀通过第十五管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第十六管道与所述脱甲烷塔中部入口相连通;所述脱甲烷塔底部液相出口通过第十七管道与所述主换热器相连通，所述主换热器热端连通送出液态甲烷的第十八管道;所述脱甲烷塔的顶部气相出口通过第十九管道与第二十六管道相连通，所述脱甲烷塔的上部气相出口通过第二十管道与脱氮塔中部入口相连通，所述脱甲烷塔的顶部第一冷凝器出口通过第二十一管道经过第三节流阀与所述脱氮塔顶部第二冷凝器的入口相连通;所述脱氮塔的底部液相出口连通第二十二管道，第二十二管道上设置第四节流阀，所述第四节流阀通过第二十三管道与所述脱氮塔的顶部第二冷凝器入口连通，所述脱氮塔的上部气相出口通过第二十四管道与所述主换热器连通，所述主换热器热端连通送出废气的第二十五管道;所述脱氮塔的顶部气相出口通过第二十六管道与所述主换热器连通，所述主换热器通过第二十七管道与所述的CO产口压缩机入口相连通。2.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:所述CO产品压缩机通过第二十八管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第二十九管道与所述脱氢塔塔底第一蒸发器入口相连通，第二十九管道与第三十管道相通，所述脱甲烷塔塔底第二蒸发器的入口连通第三十管道，出口连通第三十一管道，第三十一管道与第三十二管道相连通，所述第一蒸发器出口通过第三十二管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第三十三管道与所述洗甲烷塔上部入口相连通;所述第一冷凝器入口连通第三十四管道，第三十四管道分别连通第三十三管道和第三十五管道，第三十五管道与所述主换热器连通，所述主换热器通过第三十六管道与所述CO产品压缩机中部入口相连通，所述CO产品压缩机中部出口通过第三十七管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第三十八管道与所述脱氮塔底部第三蒸发器入口相连通，所述第三蒸发器出口通过第三十九管道与第五节流阀相连通，所述第五节流阀与第二十三管道相连通，所述CO产品压缩机出口连通第四十五管道。3.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:所述的混合冷剂压缩机的气相出口通过第四十管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十一管道经第六节流阀与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十二管道与混合冷剂压缩机入口相连通;所述混合冷剂压缩机液相出口通过第四十三管道与所述主换热器相连通，所述主换热器通过第四十四管道经第七节流阀与所述主换热器相连通。4.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:所述主换热器、所述第一蒸发器、所述第二蒸发器、所述第三蒸发器、所述第一冷凝器及所述第二冷凝器均为为真空钎焊板翅式换热器，所述洗甲烷塔、脱氢塔、脱甲烷塔、脱氮塔均为规整填料塔或填料与浮阀组合式精馏塔。5.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:所述CO产品压缩机出口压力为:0.5 MPa?3.5MPa;所述CO产品压缩机用于循环部分抽出压力为:0.5MPa?3.5MPa。6.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于: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%，氮气含量体积分数为4%?8%;所述的脱氢塔压力为0.9MPa?2.5MPa;所述的脱甲烷塔和脱氮塔压力为0.2MPa ?0.6MPa。7.根据权利要求1所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的系统，其特征在于:混合冷剂采用氮气、甲烷、乙烯、丙烷和异戊烷按一定的比例混合而成。8.—种利用如权利要求1中所述的制取高纯一氧化碳和富氢气联产液态甲烷的方法，其特征在于:该方法如下: 高氮气、甲烷含量的原料经过第一管道进入净化单元，通过净化单元内的吸附剂吸附后将原料气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的原料气通过第二管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后通过第三管道进入所述的洗甲烷塔将原料中的甲烷洗涤出来，在洗甲烷塔顶部气相出口得到富氢气，富氢气通过第四管道进入主换热器回收冷量并复热，富氢气复热后通过第五管道送出，在洗甲烷塔底部液相出口得到甲烷浓缩后的原料通过第六管道经第一节流阀节流，节流后分成两部分，一部分通过第七管道进入主换热器复热，复热后经第八管道进入脱氢塔中部，另一部分通过第九管道直接接入脱氢塔上部入口，在脱氢塔内进行精馏分离，在脱氢塔顶部气相出口得到闪蒸汽，闪蒸气通过第十管道进入主换热器回收冷量并复热，闪蒸气复热后通过第十一管道送出，在脱氢塔底部液相出口得到进一步浓缩后的原料通过第十二管道经第二节流阀节流，节流后分成两部分，一部分通过第十三管道进入主换热器复热，复热后经第十四管道进入脱甲烷塔下部入口，另一部分通过第十五管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后通过第十六管道进入脱甲烷塔中部入口，在脱甲烷塔底部液相出口得到高纯度液态甲烷，液态甲烷通过第十七管道进入主换热器过冷，过冷后通过第十八管道送出，在脱甲烷塔上部气相出口得到一定浓度的CO通过第二十管道进入脱氮塔中部入口，在脱氮塔内进一步脱除杂质，在脱氮塔底部液相出口得到高纯度CO通过第二十二管道经第四节流阀节流，节流后通过第二十三管道进入脱氮塔顶部第二冷凝器入口作为冷源，在脱氮塔上部气相出口得到富氮气废气，废气通过第二十四管道进入主换热器复热并回收冷量，复热后，通过第二十五管道送出；装置的冷量主要靠CO循环节流和制冷剂循环节流制冷提供，来自CO产品压缩机出口的一部分CO通过第二十八管道进入主换热器冷却至一定温度，冷却后分别通过第二十九管道和第三十管道进入脱氢塔底部第一蒸发器、脱甲烷塔塔底第二蒸发器，在蒸发器内作为热源被冷却，冷却后混合通过第三十二管道进入主换热器继续冷却，冷却后分成三部分，一部分通过第三十三管道进入洗甲烷塔，作为洗涤液将原料中的甲烷洗涤出来，另一部分通过第三十四管道进入脱甲烷塔顶部第一冷凝器作为冷源被复热部分气化，在第一冷凝器顶部得到气相CO通过第十九管道与第二十六管道气相混合，在第一冷凝器低部得到液相CO通过第二十一管道经第三节流阀节流后进入脱氮塔第二冷凝器作为冷源，最后一部分通过第三十五管道返回主换热器复热回收冷量，回收冷量后通过第三十六管道进入CO产品压缩机中部入口，CO产品压缩机中部抽出一部分通过第三十七管道进入主换热器冷却，冷却后通过第三十八管道进入脱氮塔第三蒸发器作为热源被冷却，冷却后通过第三十九管道经第五节流阀与第二十三管道物料相混合，混合后进入脱氮塔第二冷凝器，在第二冷凝器内作为冷源被复热气化得到CO产品，CO产品通过第二十六管道进入主换热器复热回收冷量，回收冷量后进入CO产品压缩机入口进行压缩至一定压力通过第四十五管道作为产品送出；来自混合冷剂压缩机的气相冷剂通过第四十管道进入主换热器进行冷却，被冷却至一定温度后通过第四十一管道经第六节流阀节流制冷，返流进入主换热器，来自混合冷剂压缩机的液相冷剂通过第四十三管道进入主换热器冷却至一定温度抽出，通过第四十四管道经第七节流阀节流制冷，节流制冷后返流进入主换热器，与另一股冷剂混合复热送出主换热器，通过第四十二管道进入混合冷剂压缩机，完成制冷循环。
【文档编号】F25J3/02GK105865147SQ201610359591
【公开日】2016年8月17日
【申请日】2016年5月27日
【发明人】韦向攀, 卓跃光, 王庆波, 魏明明, 苏建龙, 郑树亮
【申请人】开封空分集团有限公司