本发明涉及气体分离领域，特别涉及一种从合成氨或甲醇驰放气中制取富氢气和液态甲烷的系统及方法。
背景技术：
氨或甲醇都是基本有机化工的重要原料之一，氨或甲醇的合成主要以煤或天然气为原料，经过一定的变换得到合成气，在我国合成氨或制甲醇企业主要以煤为原料，在合成过程中除产生有效组分CO和H2外，还产CH4和N2等无效气体，随着反应的进行大量无效组分聚集影响反应的转化率，无效组分需排出装置产生大量的合成氨或甲醇驰放气，驰放气主要组分包括H2，CH4，CO和N2。目前，合成氨或甲醇驰放气一般通过膜分离或变压吸法提氢，氢气提取率低，剩余气体中还含有大量H2，CH4作为燃料燃烧，驰放气利用仍处于一种低价值水平上进行，经济效益差，并且还给环境带来污染。液态甲烷是一种清洁、高效的能源，并且热值高便于运输，近几年由于天然气需求上升以及价格上涨，管道天然气受管道运输管网的制约，运输成本较高，因此从合成弛放气中分离甲烷和氢气并制取液态甲烷，不仅合成驰放气得到有效利用，经济效益也相当可观。申请号为201320852728.8、名称为从富甲烷气中制取液化天然气和富氢产品的装置的中国专利，虽然对申请号为201210065876.5、名称为从富甲烷气中脱氢氮并生产液化天然气的工艺和装置的中国专利和申请号为210010291609.5、名称为从富甲烷气中脱氢气、氮气、一氧化碳并生产液化天然气的工艺的中国专利在制冷效果上有一些改善，但是是以消耗外来冷冻水为代价，而冷冻水通过溴化锂冷气机组冷却制得，溴化锂冷气机组工作还需要消耗一部分蒸汽，因此给使用造成一定的局限性，并且造成一种浪费。
技术实现要素：
本发明的目的在于克服上述现有技术中的不足提供一种可靠性好、运行成本低、产品纯度高的制取富氢气和液态甲烷的系统及方法。本发明的技术方案是这样实现的：一种制取富氢气和液态甲烷的系统，该系统主要包括驰放气净化单元和低温液化分离单元；所述的低温液化分离单元包括液化冷箱系统、混合冷剂循环压缩系统及氮气循环压缩系统；所述的液化冷箱系统包括第一板翅式换热器、第二板翅式换热器、高压精馏塔、低压精馏塔及废气膨胀机；所述的高压精馏塔塔顶设有第一冷凝器，所述的低压精馏塔塔底设有蒸发器、塔顶设有第二冷凝器；所述的混合冷剂循环压缩系统包括一级混合冷剂压缩机、一级冷却器，二级混合冷剂压缩机、二级冷却器及分离器；所述的氮气循环压缩系统所括氮气压缩机和第三冷却器。所述的净化单元、第一板翅式换热器热端、低压精馏塔蒸发器、第二板翅式换热器热端、高压精馏塔、节流阀、低压精馏塔依次连接；低压精馏塔底部出料口与第二板翅式换热器热端、节流阀依次连接；低压精馏塔顶部出料口与第二板翅式换热器冷端、废气膨胀机膨胀端、第二板翅式换热器冷端、第一板翅式换热器冷端依次连接；高压精馏塔塔顶出料口与第二板翅式换热器冷端、第一板翅式换热器冷端依次连接。所述的氮气压缩机、机后冷却器、第一板翅式换热器热端、第二板翅式换热器热端依次连接；第二板翅式换热器冷端、液氮节流阀、三通管、高压精馏塔冷凝器和低压精馏塔冷凝器连接；所述高压精馏塔冷凝器出气口与低压精馏塔冷凝器出气口、三通管、第一板翅式换热器冷端、第二板翅式换热器冷端、氮气压缩机入口连接；所述的氮气压缩机形成闭式循环系统。所述一级混合冷剂压缩机、一级冷却器，二级混合冷剂压缩机、二级冷却器、分离器入口依次连接；所述分离器的液相出口、第一板翅式换热器热端、节流阀、三通管依次连接；所述分离器的气相出口、第一板翅式换热器热端、第二板翅式换热器热端、节流阀、第二板翅式换热器冷端、三通管依次连接；三通管、第一板翅式换热器冷端、一级混合冷剂压缩机入口依次连接；所述的混合冷剂压缩机形成闭式循环系统。所述的第一板翅式换热和第二板翅式换热器、蒸发器、第一冷凝器及第二冷凝器均为为真空钎焊板翅式换热器，所述的高压精馏塔和低压精馏塔为填料塔。废气膨胀机为气轴膨胀机或油轴膨胀机，包括增压端和膨胀端。一种制取富氢气和液态甲烷的方法，该方法包括如下过程：合成氨或甲醇弛放气经过净化单元，通过净化单元内的吸附剂吸附后将弛放气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的弛放气进入第一板翅式换热器冷却至一定温度，进入所述的低压精馏塔蒸发器作为热源进一步被冷却，冷却后进入第二板翅式换热器内冷却，冷却后的气体进入所述的高压精馏塔进行精馏分离，在塔顶得到氢气进入所述的第二板翅式换热器冷端和第一板翅式换热器冷端返流复热得到富氢气产品，高压精馏塔塔底得到CH4纯度较高的液体节流进入所述的低压精馏塔进行精馏分离，在塔底得到纯度较高的液态甲烷，液态甲烷进入第二板翅式换热器热端过冷节流出液化冷箱系统，塔顶得到废气进入所述的第二板翅式换热器冷端复热后进入废气膨胀机膨胀端膨胀制冷，制冷后再次进入第二板翅式换热器冷端复热后进入第一板翅式换热器冷端返流复热出液化冷箱系统，进入所述的废气膨胀机增压端增压；所述的混合冷剂循环压缩系统，混合冷剂经过所述的一级混合冷剂压缩机、二级混合冷剂压缩机压缩至一定压力后冷却进入所述分离器，液相冷剂进入所述的第一板翅式换热器冷却至一定温度节流制冷；气相冷剂进入所述的第一板翅式换热器、第二板翅式换热器冷却节流制冷，返流进入所述的第二板翅式换热器，与液相节流后冷剂混合进入所述的第一板翅式换热器复热进入所述的一级混合冷剂压缩机入口，完成混合冷剂制冷循环；所述的氮气循环压缩系统，氮气经所述的氮气压缩机压缩至一定压力进入所述的第一板翅式换热器和第二板翅式换热器冷却至一定温度，节流后进入所述的高压精馏塔冷凝器和低压精馏塔冷凝器提供冷量，气化后返流进入所述的第二板翅式换热器和第一板翅式换热器返流复热进入所述的氮气压缩机，完成氮气制冷循环。氮气压缩机出口压力为：2.0~3.0MPa；混合冷剂压缩机二段出口压力为3.0~4.0MPa。混合冷剂循环压缩系统中所使用冷剂介质为甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷和氮气按一比例混合而成。净化单元入口压力为：1.6MPa~7.0MPa；所述的低压精馏塔压力为0.4~0.8MPa；所述的废气膨胀机膨胀端出口压力为0.035~0.05MPa。本发明的技术方案产生的积极效果如下：利用低压精馏塔塔顶的废气膨胀制冷，可以减少混合冷剂的循环量，根据不同的原料气组成，可节省电耗约1%~11%。通过该两塔流程不仅可得到高纯度的富H2和液化天然气产品，且H2和CH4的回收率高，H2回收率98%，CH4回收率98.7%。本装置产品氢气纯度高，进入目前仅提取H2的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。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。附图说明图1为本发明制取富氢气和液态甲烷的系统的结构示意图。图中标注为：1、第一板翅式换热器；2、蒸发器；3、第二板翅式换热器；4、高压精馏塔；5、第二节流阀；6、低压精馏塔；7、第一冷凝器；8、第二冷凝器；9、第一三通管；10、第二三通管；11、第三节流阀；12、第五节流阀；13、第四节流阀；14、废气膨胀机；15、膨胀端；16、增压端；17、第三三通管；18、第一节流阀；19、氮气压缩机；20、第三冷却器；21、一级混合冷剂压缩机；22、一级冷却器；23、二级混合冷剂压缩机；24、二级冷却器；25、分离器；26、净化单元；27、低压精馏塔底部出料口；28、低压精馏塔塔顶部出料口；29、高压精馏塔塔顶出料口；30、第二板翅式换热器的冷端；31、第二板翅式换热器的热端；32、第一板翅式换热器的冷端；33、第一板翅式换热器的热端；34、第一冷凝器出气口；35、第二冷凝器出气口；36、分离器液相出口；37、分离器气相出口。具体实施方式实施例一如图1所示，一种制取富氢气和液态甲烷的系统，主要包括驰放气净化单元和低温液化分离单元。所述的低温液化分离单元包括液化冷箱系统、混合冷剂循环压缩系统及氮气循环压缩系统；所述的液化冷箱系统包括第一板翅式换热器1、第二板翅式换热器3、高压精馏塔4、低压精馏塔6、及废气膨胀机14；所述的高压精馏塔4塔顶设置有第一冷凝器7，所述的低压精馏塔6塔底设有蒸发器2、塔顶设有第二冷凝器8；所述的混合冷剂循环压缩系统包括一级混合冷剂压缩机21、一级冷却器22，二级混合冷剂压缩机23、二级冷却器24和分离器25；所述的氮气循环压缩系统所括氮气压缩机19和第三冷却器20。所述的净化单元26、第一板翅式换热器的热端33、低压精馏塔蒸发器2、第二板翅式换热器的热端31、高压精馏塔4、第二节流阀5、低压精馏塔6依次连接；低压精馏塔底部出料口27与第二板翅式换热器的热端31、第三节流阀11依次连接；低压精馏塔塔顶部出料口28与第二板翅式换热器冷端30、废气膨胀机14的膨胀端15、第二板翅式换热器的冷端30、第一板翅式换热器的冷端32依次连接；高压精馏塔塔顶出料口29与第二板翅式换热器的冷端30、第一板翅式换热器的冷端32依次连接。所述的氮气压缩机19、第三冷却器20、第一板翅式换热器的热端33、第二板翅式换热器的热端31依次连接；第二板翅式换热器的冷端30、第五节流阀12、第一三通管9、高压精馏塔第一冷凝器7和低压精馏塔第二冷凝器8连接；高压精馏塔第一冷凝器出气口34与低压精馏塔第二冷凝器出气口35、第二三通管10、第二板翅式换热器冷端30、第一板翅式换热器冷端32、氮气压缩机19连接；所述的氮气压缩机形成闭式循环系统。所述的混合冷剂压缩机一级混合冷剂压缩机21、一级冷却器22，二级混合冷剂压缩机23、二级冷却器24、分离器25依次连接；分离器液相出口36、第一板翅式换热器的热端33、第一节流阀18、第三三通管17依次连接；分离器气相出口36、第一板翅式换热器的热端33、第二板翅式换热器的热端31、第四节流阀13、第二板翅式换热器的冷端30、第三三通管17依次连接；第三三通管17、第一板翅式换热器的冷端32、一级混合冷剂压缩机21依次连接；所述的混合冷剂压缩机形成闭式循环系统。所述的第一板翅式换热1和第二板翅式换热器3、蒸发器2、第一冷凝器7及第二冷凝器8均为为真空钎焊板翅式换热器，所述的高压精馏塔4和低压精馏塔6为填料塔。所述的废气膨胀机14为气轴膨胀机或油轴膨胀机，包括增压端16和膨胀端15。实施例二一种制取富氢气和液态甲烷的方法，压力为1.6MPa~7.0MPa的合成氨或甲醇弛放气经过净化单元26，通过净化单元内的吸附剂吸附后将弛放气中的微量CO2和水脱除，脱除杂质后的弛放气进入第一板翅式换热器1冷却至145K~165K，进入所述的低压精馏塔蒸发器2作为热源进一步被冷却，冷却后的温度为135K~155K,进入第二板翅式换热器3内冷却至110K~117K，冷却后的气体进入所述的高压精馏塔4进行精馏分离，在高压精馏塔顶得到纯度为91.4%mol的氢气进入所述的第二板翅式换热器的冷端30和第一板翅式换热器的冷端32返流复热得到富氢气产品，高压精馏塔4的塔底得到CH4纯度较高的液体经第二节流阀5节流至0.4~0.8MPa进入所述的低压精馏塔6进行精馏分离，在低压精馏塔塔底得到纯度为98.1%mol的液态甲烷，液态甲烷进入第二板翅式换热器热端31过冷至117K，通过第三节流阀11节流到0.15MPa出液化冷箱系统，低压精馏塔塔顶得到废气进入所述的第二板翅式换热器冷端30复热后进入废气膨胀机膨胀端膨胀15至0.035~0.05MPa制冷，制冷后再次进入所述的第二板翅式换热器冷端30复热后进入第一板翅式换热器冷端32返流复热出液化冷箱系统,进入所述的废气膨胀机增压端16增压。所述的混合冷剂循环压缩系统，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的混合冷剂经过所述的一级混合冷剂压缩机21、二级混合冷剂压缩机23压缩至3.0~4.0MPa后冷却至313K进入所述的分离器25，液相冷剂进入所述的第一板翅式换热器1冷却至145K~165K,通过第一节流阀18节流到0.3~0.4MPa制冷；气相冷剂进入所述的第一板翅式换热器1、第二板翅式换热器3冷却至110K~117K,通过第四节流阀13节流至0.35~0.45MPa制冷，返流进入所述的第二板翅式换热器3，与液相节流后冷剂混合进入所述的第一板翅式换热器1复热进入所述的一级混合冷剂压缩机21，完成混合冷剂制冷循环。所述的氮气循环压缩系统，0.25MPa~0.4MPa的氮气经所述的氮气压缩机19压缩至2.0~3.0MPa进入所述的第一板翅式换热器1和第二板翅式换热器3冷却110~120K，通过第五节流阀12节流至0.3~0.5MPa后进入所述的高压精馏塔第一冷凝器7和低压精馏塔第二冷凝器8提供冷量，气化后返流进入所述的第二板翅式换热器3和第一板翅式换热器1返流复热进入所述的氮气压缩机19，完成氮气制冷循环。