一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统及方法与流程

本发明涉及深冷气体分离领域，特别是一种深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤系统及方法。

背景技术：

co是重要的羰基合成原料气，由co出发可以制取几乎所有的有机化学品。目前制取co的合成气主要来自于煤加压气化、天然气/石脑油蒸汽转化或焦炉煤气，在合成气中除了含co、h2外，还含有少量的甲烷、氮气和氩气，鉴于生产乙二醇、醋酸和二甲基二酰胺等化工产品过程中对原料co的纯度要求非常高（≥98.5%），因此需要将合成气中的氢气、甲烷、氮气和氩气等脱除。深冷分离技术工艺成熟，操作稳定、处理量大、产品纯度高、收率高，是目前co分离的首选技术。

在乙二醇、乙醇合成装置中，生产co的同时需要联产高纯度的h2（h2纯度≥99.9%），通常的做法是将co深冷分离装置生产的富氢气送入psa制氢装置中进一步提纯，富氢气中氢的含量越高，h2的回收率就越高、能耗越低。co深冷分离装置中分离氢的方法主要有冷凝分离法和甲烷洗涤法，当合成气中甲烷含量超过2.5%时，就可采用甲烷洗涤法将富氢气中的氢含量提高至97~99%，从而提高co和h2的回收率，同时降低装置的能耗。

中国发明专利授权号cn101680713b“通过低温蒸馏分离包含一氧化碳、甲烷、氢和可选的氮的混合物的方法”和美国专利us6578377b1‘recoveryofhydrogenandcarbonmonoxidefrommixturesincludingmethaneandhydrocarbonsheavierthanmethane’均采用纯co压缩、制冷循环，鉴于co压缩机和膨胀机的效率较低、技术要求高，采用该种工艺的能耗和投资较大，同时装置启动、提纯的时间长，启动阶段的放空量大。

中国发明专利申请号cn201510014944.9“一种高效分离合成气制取氢气及一氧化碳的方法及装置”采用纯氮气压缩、制冷循环，虽然氮气压缩机和膨胀机的效率较高、技术成熟，但精馏塔均采用常规的蒸发器和冷凝器，其中蒸发器采用氮气和原料气做热源、冷凝器采用液氮做冷源，该种工艺要求循环氮气的压力高、流量大，存在精馏能耗过高的缺点。

技术实现要素：

本发明的目的在于克服现有技术的缺点，提供一种深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤系统及方法。

本发明的目的通过以下技术方案来实现：一种深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤系统，它包括主换热器、甲烷洗涤塔、侧凝器、氢汽提塔、氢汽提塔塔底蒸发器、脱甲烷塔、脱氮塔、脱甲烷塔塔顶冷凝器、脱甲烷塔塔顶分离器、脱氮塔塔顶冷凝器、脱氮塔塔顶分离器、甲烷液体泵、co压缩机和循环氮气压缩机；所述主换热器内设置有流道ia、流道ib、流道ii、流道iii、流道iv、流道v、流道vi、流道vii、流道viii和流道ix，脱氮塔塔顶冷凝器内设置有流道i、流道ii和流道iii，氢汽提塔塔底蒸发器设置于氢汽提塔内且位于其底部，脱甲烷塔塔顶冷凝器设置于脱甲烷塔内且位于其顶部，主换热器内流道iv的出口端与位于甲烷洗涤塔底部的入口端连接，甲烷洗涤塔的气相出口与主换热器内流道iii的入口端连接，甲烷洗涤塔的液相出口经阀门a与位于氢汽提塔中部的入口端连接，甲烷洗涤塔的中部进出口分别与侧凝器的端口d和端口c连接；

所述氢汽提塔的气相出口与主换热器内流道v的入口端连接，氢汽提塔的液相出口经阀门d与位于脱甲烷塔中部的入口端连接；

所述脱甲烷塔的液相出口与甲烷液体泵的入口相连，甲烷液体泵的出口与主换热器内流道ix的入口端相连，流道ix的上部出口经阀门e与位于脱甲烷塔底部的入口端连接，流道ix的下部出口分成三个支路，第一个支路经阀门l与外部连通，第二个支路经阀门b与位于甲烷洗涤塔顶部的入口端连接，第三个支路经阀门c与位于氢汽提塔顶部的入口端连接，脱甲烷塔的气相出口与脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口e相连，脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口f与脱甲烷塔塔顶分离器的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器的液相出口与位于脱甲烷塔顶部的入口端相连，脱甲烷塔塔顶分离器的气相出口经阀门f与位于脱氮塔中部的入口端相连；

所述脱氮塔的液相出口经阀门g与脱氮塔塔顶冷凝器内流道ii的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器内流道ii的出口端与主换热器内流道viii的入口相连，流道viii的出口与co压缩机的入口相连，co压缩机的出口分成两个支路，第一个支路作为co产品出界区，第二个支路作为co循环气与主换热器内流道vi的入口相连，主换热器内流道vi的出口经阀门m与位于脱氮塔底部的入口端连接，脱氮塔的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器内流道i的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器内流道i的出口与脱氮塔塔顶分离器的入口相连，脱氮塔塔顶分离器的液相出口与位于脱氮塔顶部的入口端连接，脱氮塔塔顶分离器的气相出口与流道vii的入口相连；

所述循环氮气压缩机的出口与主换热器内流道ia的入口相连，流道ia的出口连接有两个支路，一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器的入口相连，另一个支路经阀门i与氢汽提塔塔底蒸发器的出口连接，氢汽提塔塔底蒸发器的出口与流道ib的入口连接，流道ib的出口连接有三个支路，第一个支路经阀门h与脱氮塔塔顶冷凝器内流道iii的入口端连接，第二个支路经阀门j与侧凝器的接口b相连，第三个支路经阀门y减压后与脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口g相连，脱氮塔塔顶冷凝器内流道iii的出口、侧凝器的接口a、脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口h均与主换热器内流道ii的入口相连，主换热器内流道ii的出口与循环氮气压缩机的入口相连，主换热器内流道ii的入口处还连接有阀门k。

所述的co压缩机和循环氮气压缩机为离心式或活塞式压缩机，也可以为组合式一体机。

所述的甲烷液体泵为立式低温离心泵。

所述的co压缩机和循环氮气压缩机由电机驱动或汽轮机一拖二驱动。

所述的系统深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤的方法，它包括以下步骤：

s1、含co、氢气、甲烷和少量氮气、氩气的净化气进入流道iv，净化气被主换热器内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入甲烷洗涤塔的底部以进行第一次精馏，在甲烷洗涤塔顶部得到的氢气产品，氢气产品进入主换热器内的流道iii，主换热器将氢气产品复热至常温后出界区，在甲烷洗涤塔底部得到的液体经阀门a减压后送入氢汽提塔的中部以继续精馏，甲烷洗涤塔顶部的回流液为经甲烷液体泵增压的液态甲烷，侧凝器为甲烷洗涤塔提供中部回流液，采用液氮做冷源；

s2、经过氢汽提塔的精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道v内，并经主换热器复热至常温后出界区，在氢汽提塔底部得到的液体经阀门d减压后送入脱甲烷塔中以续精馏，氢汽提塔顶部的回流液为经甲烷液体泵增压的液态甲烷，氢汽提塔塔底蒸发器为氢汽提塔提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源；

s3、经过脱甲烷塔的精馏脱甲烷，在其顶部得到的富co气经脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口f、脱甲烷塔塔顶分离器、阀门f减压后送入脱氮塔中以继续精馏，在脱甲烷塔底部得到的甲烷液体经甲烷液体泵增压后进入流道ix中，以在主换热器中换热，一部分甲烷液体被复热气化后经阀门e减压后返回至脱甲烷塔的底部，为脱甲烷塔提供上升的蒸发气，另一部分甲烷液体被过冷后分成三股，第一股经阀门l减压后作为lng产品出界区，第二股经阀门b减压后送入甲烷洗涤塔的顶部，为甲烷洗涤塔提供顶部的回流液，第三股经阀门c减压后送入氢汽提塔的顶部，为氢汽提塔提供顶部的回流液，脱甲烷塔的顶部设有脱甲烷塔塔顶冷凝器，为脱甲烷塔提供回流液，采用液氮做冷源；

s4、经过脱氮塔的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶冷凝器内流道i、脱氮塔塔顶分离器、流道vii后出界区，在脱氮塔底部得到的co液体经阀门g减压后，依次经脱氮塔塔顶冷凝器内流道ii、主换热器内流道viii送入co压缩机中，经co压缩机增压的中压co气大部分作为co产品出界区，小部分作为co循环气并经主换热器内冷流体冷却，随后经阀门m减压后送入脱甲烷塔的底部做上升的蒸发气，脱氮塔塔顶冷凝器为脱氮塔提供回流液，采用co液体和液氮做冷源；

s5、从循环氮气压缩机排出的中压氮气依次经ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器、流道ib，中压氮气被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮分成三股，第一股经阀门h减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器内流道iii为脱氮塔塔顶冷凝器提供冷源，第二股经阀门j减压后作为侧凝器的冷源，第三股经阀门y减压后作为脱甲烷塔塔顶冷凝器的冷源，低压液氮在脱氮塔塔顶冷凝器、侧凝器和脱甲烷塔塔顶冷凝器中被部分气化，与经阀门k减压的液氮混合，并一起进入主换热器内流道ii中，经主换热器复热至常温后送入循环氮气压缩机继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。

所述co压缩机由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度。

所述co压缩机的入口压力为0.01~0.25mpa.g，排气压力为0.5~3.6mpa.g。

所述循环氮气压缩机的入口压力为0.05~0.5mpa.g，排气压力为0.6~3.6mpa.g。

本发明具有以下优点：1、本发明采用甲烷洗涤法生产h2，大幅降低生产h2的能耗和投资，还可以提高co和h2的回收率；2、采用氮气压缩和co压缩的双循环工艺，发挥co压缩循环的精馏能耗低及氮气循环的压缩能耗和投资低的双重优势；3、对精馏塔蒸发器的热源和冷凝器的冷源进行优化配置，精馏负荷的控制可靠、稳定；4、还可以缩短装置的启动和提纯时间、减少启动阶段的放空量；5、本发明能耗低、启动快、投资省、排放少，符合节能降耗的大趋势，具有良好的经济效益和环保效益。

附图说明

图1为本发明的实施例一的结构示意图；

图2为本发明的实施例二的结构示意图；

图3为本发明的实施例三的结构示意图；

图4为本发明的实施例四的结构示意图；

图中，1-主换热器，2-甲烷洗涤塔，3-侧凝器，4-氢汽提塔，5-氢汽提塔塔底蒸发器，6-脱甲烷塔，7-脱氮塔，8-脱甲烷塔塔顶冷凝器，9-脱甲烷塔塔顶分离器，10-脱氮塔塔顶冷凝器，11-脱氮塔塔顶分离器，12-甲烷液体泵，13-co压缩机，14-循环氮气压缩机，15-透平膨胀机，16-低温预冷机组，17-脱甲烷塔塔底蒸发器，18-阀门a，19-阀门b，20-阀门c，21-阀门d，22-阀门e，23-阀门f，24-阀门g，25-阀门h，26-阀门i，27-阀门j，28-阀门k，29-阀门l，30-阀门m，31-阀门y，32-阀门z。

具体实施方式

下面结合附图对本发明做进一步的描述，本发明的保护范围不局限于以下所述：

实施例一：如图1所示，一种深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤系统，它包括主换热器1、甲烷洗涤塔2、侧凝器3、氢汽提塔4、氢汽提塔塔底蒸发器5、脱甲烷塔6、脱氮塔7、脱甲烷塔塔顶冷凝器8、脱甲烷塔塔顶分离器9、脱氮塔塔顶冷凝器10、脱氮塔塔顶分离器11、甲烷液体泵12、co压缩机13和循环氮气压缩机14；所述主换热器1内设置有流道ia、流道ib、流道ii、流道iii、流道iv、流道v、流道vi、流道vii、流道viii和流道ix，脱氮塔塔顶冷凝器10内设置有流道i、流道ii和流道iii，氢汽提塔塔底蒸发器5设置于氢汽提塔4内且位于其底部，脱甲烷塔塔顶冷凝器8设置于脱甲烷塔6内且位于其顶部，主换热器1内流道iv的出口端与位于甲烷洗涤塔2底部的入口端连接，甲烷洗涤塔2的气相出口与主换热器1内流道iii的入口端连接，甲烷洗涤塔2的液相出口经阀门a18与位于氢汽提塔4中部的入口端连接，甲烷洗涤塔2的中部进出口分别与侧凝器3的端口d和端口c连接。

本实施例中，所述氢汽提塔4的气相出口与主换热器1内流道v的入口端连接，氢汽提塔4的液相出口经阀门d21与位于脱甲烷塔6中部的入口端连接。

本实施例中，所述脱甲烷塔6的液相出口与甲烷液体泵12的入口相连，甲烷液体泵12的出口与主换热器1内流道ix的入口端相连，流道ix的上部出口经阀门e22与位于脱甲烷塔6底部的入口端连接，流道ix的下部出口分成三个支路，第一个支路经阀门l29与外部连通，第二个支路经阀门b19与位于甲烷洗涤塔2顶部的入口端连接，第三个支路经阀门c20与位于氢汽提塔4顶部的入口端连接，脱甲烷塔6的气相出口与脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口e相连，脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口f与脱甲烷塔塔顶分离器9的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器9的液相出口与位于脱甲烷塔6顶部的入口端相连，脱甲烷塔塔顶分离器9的气相出口经阀门f23与位于脱氮塔7中部的入口端相连。

本实施例中，所述脱氮塔7的液相出口经阀门g24与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道ii的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道ii的出口端与主换热器1内流道viii的入口相连，流道viii的出口与co压缩机13的入口相连，co压缩机13的出口分成两个支路，第一个支路作为co产品出界区，第二个支路作为co循环气与主换热器1内流道vi的入口相连，主换热器1内流道vi的出口经阀门m30与位于脱氮塔7底部的入口端连接，脱氮塔7的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道i的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道i的出口与脱氮塔塔顶分离器11的入口相连，脱氮塔塔顶分离器11的液相出口与位于脱氮塔7顶部的入口端连接，脱氮塔塔顶分离器11的气相出口与流道vii的入口相连。

本实施例中，所述循环氮气压缩机14的出口与主换热器1内流道ia的入口相连，流道ia的出口连接有两个支路，一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器5的入口相连，另一个支路经阀门i26与氢汽提塔塔底蒸发器5的出口连接，氢汽提塔塔底蒸发器5的出口与流道ib的入口连接，流道ib的出口连接有三个支路，第一个支路经阀门h25与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道iii的入口端连接，第二个支路经阀门j27与侧凝器3的接口b相连，第三个支路经阀门y31减压后与脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口g相连，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道iii的出口、侧凝器3的接口a、脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口h均与主换热器1内流道ii的入口相连，主换热器1内流道ii的出口与循环氮气压缩机14的入口相连，主换热器1内流道ii的入口处还连接有阀门k28。

本实施例中，所述的co压缩机13和循环氮气压缩机14为离心式或活塞式压缩机，也可以为组合式一体机。所述的甲烷液体泵12为立式低温离心泵。所述的co压缩机13和循环氮气压缩机14由电机驱动或汽轮机一拖二驱动。

本实施例中，所述的系统深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤的方法，它包括以下步骤：

s1、含co、氢气、甲烷和少量氮气、氩气的净化气进入流道iv，净化气被主换热器1内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入甲烷洗涤塔2的底部以进行第一次精馏，在甲烷洗涤塔2顶部得到的氢气产品，氢气产品进入主换热器1内的流道iii，主换热器1将氢气产品复热至常温后出界区，在甲烷洗涤塔2底部得到的液体经阀门a18减压后送入氢汽提塔4的中部以继续精馏，甲烷洗涤塔2顶部的回流液为经甲烷液体泵12增压的液态甲烷，侧凝器3为甲烷洗涤塔2提供中部回流液，采用液氮做冷源；

s2、经过氢汽提塔4的精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道v内，并经主换热器1复热至常温后出界区，在氢汽提塔4底部得到的液体经阀门d21减压后送入脱甲烷塔6中以续精馏，氢汽提塔4顶部的回流液为经甲烷液体泵12增压的液态甲烷，氢汽提塔塔底蒸发器5为氢汽提塔4提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源；

s3、经过脱甲烷塔6的精馏脱甲烷，在其顶部得到的富co气经脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口f、脱甲烷塔塔顶分离器9、阀门f23减压后送入脱氮塔7中以继续精馏，在脱甲烷塔6底部得到的甲烷液体经甲烷液体泵12增压后进入流道ix中，以在主换热器1中换热，一部分甲烷液体被复热气化后经阀门e22减压后返回至脱甲烷塔6的底部，为脱甲烷塔6提供上升的蒸发气，另一部分甲烷液体被过冷后分成三股，第一股经阀门l29减压后作为lng产品出界区，第二股经阀门b19减压后送入甲烷洗涤塔2的顶部，为甲烷洗涤塔2提供顶部的回流液，第三股经阀门c20减压后送入氢汽提塔4的顶部，为氢汽提塔4提供顶部的回流液，脱甲烷塔6的顶部设有脱甲烷塔塔顶冷凝器8，为脱甲烷塔6提供回流液，采用液氮做冷源；

s4、经过脱氮塔7的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶冷凝器10内流道i、脱氮塔塔顶分离器11、流道vii后出界区，在脱氮塔7底部得到的co液体经阀门g24减压后，依次经脱氮塔塔顶冷凝器10内流道ii、主换热器1内流道viii送入co压缩机13中，经co压缩机13增压的中压co气大部分作为co产品出界区，小部分作为co循环气并经主换热器1内冷流体冷却，随后经阀门m30减压后送入脱甲烷塔6的底部做上升的蒸发气，脱氮塔塔顶冷凝器10为脱氮塔7提供回流液，采用co液体和液氮做冷源；

s5、从循环氮气压缩机14排出的中压氮气依次经ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器5、流道ib，中压氮气被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮分成三股，第一股经阀门h25减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器10内流道iii为脱氮塔塔顶冷凝器10提供冷源，第二股经阀门j27减压后作为侧凝器3的冷源，第三股经阀门y31减压后作为脱甲烷塔塔顶冷凝器8的冷源，低压液氮在脱氮塔塔顶冷凝器10、侧凝器3和脱甲烷塔塔顶冷凝器8中被部分气化，与经阀门k28减压的液氮混合，并一起进入主换热器1内流道ii中，经主换热器1复热至常温后送入循环氮气压缩机14继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。

本发明采用甲烷洗涤法生产h2，大幅降低生产h2的能耗和投资，还可以提高co和h2的回收率，同时采用氮气压缩和co压缩的双循环工艺，发挥co压缩循环的精馏能耗低及氮气循环的压缩能耗和投资低的双重优势。

本实施例中，所述co压缩机13由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度。所述co压缩机13的入口压力为0.01~0.25mpa.g，排气压力为0.5~3.6mpa.g。所述循环氮气压缩机14的入口压力为0.05~0.5mpa.g，排气压力为0.6~3.6mpa.g。

实施例二：如图2所示，本实施例与实施例一的区别在于：在主换热器1内流道ia的出口增加一股物流，经阀门z32后送入透平膨胀机15的入口，透平膨胀机15的出口与低压氮气总管相连，在系统启动或冷量不足时，利用透平膨胀机15制取冷量。

实施例三：如图3所示，本实施例与实施例一的区别在于：主换热器1增加流道x，并与低温预冷机组16相连，为系统提供温度在-40~40℃等级的冷量。

实施例四：如图4所示，本实施例与实施例一的区别在于：采用先脱氮气再脱甲烷的工艺路线，脱氮塔7底部的蒸发器采用主换热器1的一个换热流道xi，脱甲烷塔6的底部增加脱甲烷塔塔底蒸发器17，采用循环氮气做热源，为脱甲烷塔6提供上升的蒸发气，采用co循环气做脱甲烷塔6的塔顶回流液。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。