本发明涉及化工分离系统，尤其涉及一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统及其工艺方法。
背景技术：
本发明涉及的煤化工项目，是以煤化工净化单元出口的合成气为原料，通过设计的分离装置，得到氢气、一氧化碳及甲烷三种产品，分别去往下游生产乙二醇、甲醇及sng产品。目前，行业中常用的分离工艺主要有两种：一种是在深冷分离装置内将氢气、一氧化碳分离，得到氢气和一氧化碳产品，目的主要是得到产品氢气和一氧化碳，分别去往下游加工乙二醇，然后再对尾气等含甲烷的组分进入另一套系统进行液化分离，两套系统独立运行、互相没有关系；另一种工艺是在深冷分离装置内将原料气液化进行分离，得到甲烷或将分离出的甲烷液化出冷箱，其它组分如氢气、一氧化碳及n2等作为燃料气直接出装置，该工艺的主要目的是得到甲烷或甲烷液化为lng。
工艺中涉及的分子筛吸附分离或者深冷分离等技术，行业中已经普遍使用，但是由于缺乏整体规划和科学的系统设计，以上两种工艺均存在分离效率低、能耗高、设备数量多而复杂、工厂占地大等缺点，增加了企业的运行成本，同时现有工艺中普遍存在系统尾气回收成本高、回收率低等问题，衍生了环境污染等潜在风险。
技术实现要素：
本发明的目的是克服现有技术的不足，提供一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统及其工艺方法。
一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统，包括氮气压缩机、换热器、脱甲烷塔、闪蒸塔、氢气闪蒸罐、分子筛吸附单元、变压吸附制氢单元、原料气管路、循环氮气管路、气相分离物管路和液相分离物管路，
循环氮气管路接入换热器，从换热器接出后接入氮气压缩机；循环氮气管路出氮气压缩机后再接入换热器，从换热器接出后分为两支流，其一支流g再次接入换热器，从换热器接出后接回氮气压缩机，另一支流h穿过脱甲烷塔，并接入换热器，从换热器接出后接回氮气压缩机；
原料气管路进入分子筛吸附单元，出分子筛吸附单元后，原料气管路接入换热器，从换热器接出后穿过脱甲烷塔并再次接入换热器，然后从换热器接出并接入氢气闪蒸罐；
氢气闪蒸罐的下部通过液相分离物管路连接闪蒸塔，氢气闪蒸罐上部通过气相分离物管路接入换热器，从换热器接出后接入变压吸附制氢单元；
闪蒸塔下部的液相分离物管路分为两支流，其一支流e接入换热器，从换热器接出后接回闪蒸塔，另一支流f接入脱甲烷塔；闪蒸塔上部通过气相分离物管路接入换热器，从换热器接出后出生产界区得闪蒸气；
脱甲烷塔的下部通过液相分离物管路接入换热器，从换热器接出后出生产界区得甲烷气产品；脱甲烷塔上部通过气相分离物管路接入换热器，从换热器接出后出生产界区得一氧化碳产品气。
优选的，所述的分子筛吸附单元至少包括吸附单元切换阀门组、生产分子筛吸附器、再生分子筛吸附器、再生气体加热器、再生气体冷却器，吸附单元切换阀门组包括多个切换阀门；原料气管路进入分子筛吸附单元后分为并联的两支流，其一支流a穿过切换阀门和生产分子筛吸附器用于原料气过滤，另一支流b穿过切换阀门和再生分子筛吸附器，用于在生产分子筛吸附器再生时进行原料气过滤；
再生气管路进入分子筛吸附单元生产界区后进入再生气体加热器，然后分别连接生产分子筛吸附器和再生分子筛吸附器，生产分子筛吸附器和再生分子筛吸附器的再生气出口通过再生气管路进入再生气体冷却器，然后出生产界区。
优选的，所述的生产分子筛吸附器、再生分子筛吸附器、再生气体加热器、再生气体冷却器之间的管路中均安装有切换阀门，通过切换阀门的关闭实现生产与分子筛再生的自动切换。
优选的，所述的变压吸附制氢单元至少包括第一制氢生产吸附器、制氢单元切换阀门组、制氢再生吸附器、第二制氢生产吸附器；制氢单元切换阀门组包括多个切换阀门；
氢气闪蒸罐上部气相分离物管路经换热器进入变压吸附制氢单元后分为并联的多支流，其一支流c穿过切换阀门和制氢生产吸附器，其余支流中，至少一支流d1穿过切换阀门和第二制氢生产吸附器，至少一支流d2穿过切换阀门和第一制氢生产吸附器，各支流汇合然后出生产界区；第一制氢生产吸附器、制氢再生吸附器和第二制氢生产吸附器的下部底部均连接尾气气相分离物管路，各支路制氢尾气汇合后出生产界区；
优选的，所述的变压吸附制氢单元内的第一制氢生产吸附器、制氢再生吸附器、第二制氢生产吸附器的进出管路上均安装有切换阀门，通过切换阀门的关闭实现制氢生产与吸附剂再生的自动切换
所述的煤化工合成气深冷分离联产甲烷气工艺方法包括以下步骤：
1)循环氮气进入换热器，为系统提供冷量，其在换热器中复热后出换热器，进入氮气压缩机进行压缩，被压缩后的氮气重新进入换热器继续提供冷量；循环氮气从出换热器后分为两支流，其一直流g进入换热器，复热后返回氮气压缩机进行压缩，另一支流h进入脱甲烷塔为其提供冷量，然后经换热器复热返回氮气压缩机进行压缩；
2)原料气进入分子筛吸附单元后，经过切换阀门进入生产分子筛吸附器，将其中的微量甲醇和二氧化碳脱除；过滤后的原料气从第一进料口进入换热器作为热流，换热器中的富氢过程气、一氧化碳、闪蒸气、甲烷气产品和循环氮气作为冷流，热流与冷流在换热器中进行热量交换，被冷凝后的原料气穿过脱甲烷塔进行气相和液相分离，除去部分冷凝液体，然后返回换热器再次冷却，再进入氢气闪蒸罐进行气相和液相分离；再生气进入生产界区之后，经过再生气体加热器进行加热，然后进入再生分子筛吸附器进行分子筛再生，之后经过再生气体冷却器冷却，然后出生产界区；
3)从氢气闪蒸罐中分离出的液相分离物经液相分离物管路进入闪蒸塔；其上部的富氢过程气通过气相分离物管路进入换热器复热，然后进入变压吸附制氢单元，通过第一制氢生产吸附器和第二制氢生产吸附器进行提纯，得到氢气产品；产生的制氢尾气出生产界区去往下一道工序；
4)从闪蒸塔中分离出的液相分离物分为两支流，其一直流e返回换热器进行复热，然后接出进入闪蒸塔循环；另一支流f经液相分离物管路进入脱甲烷塔；其上部的闪蒸气通过气相分离物管路进入换热器复热，得到闪蒸气产品；
5)从脱甲烷塔中分离出的液态甲烷通过液相分离物管路进入换热器复热，得到甲烷气产品；其上部的一氧化碳气体通过气相分离物管路进入换热器复热，得到一氧化碳产品。
所述的原料气温度为25～35℃，压力为2.8～3.5mpag，其主要组份的摩尔百分比如下：甲烷为28～22％，氢气为55～62％，一氧化碳为19～24％。
采用本发明，将分子筛过滤、深冷分离、循环制冷和变压吸附制氢等装置进行整合设计，采用一整套高度集成化的工艺装置进行生产，降低了固定资产投资，节约了企业运行成本，大大提高原料气的分离效率，一氧化碳产品纯度高于98.5％，联产甲烷气产品中ch4+c2h6含量高达99.7％，氢气产品气纯度亦高达99.9％；此外，该深冷分离系统将冷剂制冷循环和原料气节流降温效应根据产品要求高效地结合起来，提高了装置的总效率，降低了冷剂循环能耗；同时系统回收了原料气中的有效气体，将三种主要组分都回收作为产品，这样即减少了下游装置的驰放气，又为装置现场得到了副产品，增加了收益。
附图说明
图1为煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统示意图；
图2为换热器进料口和出料口分布示意图；
图3为分子筛吸附单元示意图。
图4为变压吸附制氢单元示意图。
图中，氮气压缩机1、换热器2、脱甲烷塔3、闪蒸塔4、氢气闪蒸罐5、吸附单元切换阀门组6、生产分子筛吸附器7、再生分子筛吸附器8、再生气体加热器9、再生气体冷却器10、第一制氢生产吸附器11、制氢单元切换阀门组12、制氢再生吸附器13、第二制氢生产吸附器14。
具体实施方式
如图1～4所示，一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统，其特征在于包括氮气压缩机1、换热器2、脱甲烷塔3、闪蒸塔4、氢气闪蒸罐5、分子筛吸附单元、变压吸附制氢单元、原料气管路、循环氮气管路、气相分离物管路和液相分离物管路，所述的分子筛吸附单元包括吸附单元切换阀门组6、生产分子筛吸附器7、再生分子筛吸附器8、再生气体加热器9、再生气体冷却器10，所述的变压吸附制氢单元包括第一制氢生产吸附器11、制氢单元切换阀门组12、制氢再生吸附器13、第二制氢生产吸附器14；
循环氮气管路从第十一进料口接入换热器2，并从第七出料口接出，然后接入氮气压缩机1；出氮气压缩机1后从第二进料口接入换热器2，并从第十一出料口接出，然后分为两支流，其一直流g从第七进料口接入换热器2，并从第三出料口接出，然后接回氮气压缩机1，另一支流h穿过脱甲烷塔3，从第九进料口接入换热器2，并从第五出料口接出，然后接回氮气压缩机1；
原料气管路进入分子筛吸附单元后分为并联的两支流，其一支流a穿过切换阀门和生产分子筛吸附器7，另一支流b穿过切换阀门和再生分子筛吸附器8；再生气进入生产界区之后，穿过再生气体加热器9、再生分子筛吸附器8、再生气体冷却器10及相关切换阀门，然后出生产界区；原料气管路出分子筛吸附单元后从第一进料口接入换热器2，从第八出料口接出，穿过脱甲烷塔3后从第三进料口接入换热器2，然后从第十出料口接出并接入氢气闪蒸罐5；
氢气闪蒸罐5的下部通过液相分离物管路连接闪蒸塔4，其上部通过气相分离物管路从第四进料口接入换热器2，并从第一出料口接出，然后接入变压吸附制氢单元；
气相分离物管路进入变压吸附制氢单元后分为并联的多支流，其一支流c穿过切换阀门和制氢生产吸附器13，其余支流中，d1穿过切换阀门和第二制氢生产吸附器14，d2穿过切换阀门和第一制氢生产吸附器11，各支流汇合然后出生产界区；第一制氢生产吸附器11、制氢再生吸附器13和第二制氢生产吸附器14的下部均连接尾气气相分离物管路，各支路汇合后出生产界区；
闪蒸塔4下部的液相分离物管路分为两支流，其一直流e从第六进料口接入换热器2，并从第九出料口接出，然后接回闪蒸塔4，另一支流f接入脱甲烷塔3；闪蒸塔4上部通过气相分离物管路从第五进料口接入换热器2，并从第二出料口接出，然后出生产界区；
脱甲烷塔3的下部通过液相分离物管路从第十进料口接入换热器2，并从第六出料口接出，然后出生产界区；其上部通过气相分离物管路从第八进料口接入换热器2，并从第四出料口接出，然后出生产界区。
一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统的分子筛吸附单元内的吸附单元切换阀门组6、生产分子筛吸附器7、再生分子筛吸附器8、再生气体加热器9和再生气体冷却器10，由程序控制，实现生产与分子筛再生的自动切换。、
一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统的变压吸附制氢单元内的第一制氢生产吸附器11、制氢单元切换阀门组12、制氢再生吸附器13、第二制氢生产吸附器14，由程序控制，实现制氢生产与吸附剂再生的自动切换，且吸附器总数量不低于三台。
如图1～4所示，一种煤化工合成气深冷分离联产甲烷气系统的工艺方法，包括以下步骤：
1)液氮作为循环氮气从第十一进料口进入换热器2，为系统提供冷量，其在换热器2中复热后出换热器2，进入氮气压缩机1进行压缩，被压缩后的氮气从第二进料口重新进入换热器2继续提供冷量；循环氮气从第十一出料口出换热器2后分为两支流，其一直流g从第七进料口进入换热器2，复热后返回氮气压缩机1进行压缩，另一支流h进入脱甲烷塔3为其提供冷量，然后经换热器2复热返回氮气压缩机1进行压缩；
2)原料气进入分子筛吸附单元后，经过切换阀门进入生产分子筛吸附器7，将其中的微量甲醇和二氧化碳脱除；过滤后的原料气从第一进料口进入换热器2作为热流，换热器2中的富氢过程气、一氧化碳、闪蒸气、甲烷气产品和循环氮气作为冷流，热流与冷流在换热器2中进行热量交换，被冷凝后的原料气穿过脱甲烷塔3进行气相和液相分离，除去部分冷凝液体，然后返回换热器2再次冷却，再进入氢气闪蒸罐5进行进行气相和液相分离；再生气进入生产界区之后，经过再生气体加热器9进行加热，然后进入再生分子筛吸附器8进行分子筛再生，之后经过再生气体冷却器10冷却，然后出生产界区；
3)从氢气闪蒸罐5中分离出的液相分离物经液相分离物管路进入闪蒸塔4；其上部的富氢过程气通过气相分离物管路进入换热器2复热，然后进入变压吸附制氢单元，通过第一制氢生产吸附器11和第二制氢生产吸附器14进行提纯，得到氢气产品；产生的制氢尾气出生产界区去往下一道工序；
4)从闪蒸塔4中分离出的液相分离物分为两支流，其一直流e从第六进料口返回换热器2进行复热，然后从第九出料口接出，循环进入闪蒸塔4；另一支流f经液相分离物管路进入脱甲烷塔3；其上部的闪蒸气通过气相分离物管路进入换热器2复热，得到闪蒸气产品；
5)从脱甲烷塔3中分离出的液态甲烷通过液相分离物管路从第十进料口进入换热器2复热，得到甲烷气产品；其上部的一氧化碳气体通过气相分离物管路从第八进料口进入换热器2复热，得到一氧化碳产品。
在本发明的一个具体实施例中，煤化工合成气深冷分离联产甲烷气工艺方法，所述的原料气温度为25～35℃，压力位2.8～3.5mpag，其主要组份的摩尔百分比，甲烷为28～22，氢气为55～62，一氧化碳为19～24。
初始循环氮气进入换热器2前，温度为-182℃，压力为0.4mpag，出换热器2后，温度为33℃，压力为0.2mpag；支流h的温度为-180℃，压力为3.06mpag。所述的被冷凝后的原料气进入脱甲烷塔3时温度为-110℃，压力为3.08mpag；原料气进入氢气闪蒸罐5时温度为-180℃，压力为3.05mpag；氢气闪蒸罐5工作温度为-180℃，氢气闪蒸罐5顶部出料中，以摩尔百分比计，氢气为91％，一氧化碳为8.1％，甲烷0.6％，氮气0.3％；底部出料中，以摩尔百分比计，甲烷为51.7％，一氧化碳为45％，氢气3.8％，氮气0.5％。
闪蒸塔4顶部出料温度为-162℃，压力0.7mpag，组分摩尔百分比为甲烷为8.7％，氢气为11.8％，一氧化碳为78.3％，氮气1.2％；底部出料温度为-154℃，压力0.72mpag，主要组分摩尔百分比为甲烷为64.7％，一氧化碳为35％，氮气0.3％。所述的氢气闪蒸罐5顶部出料一氧化碳99％，氮气1％，底部出料温度为-131℃，压力0.65mpag，甲烷99.8％,一氧化碳0.2％。
本采用一整套高度集成化的工艺装置进行生产，降低了固定资产投资，节约了企业运行成本，大大提高原料气的分离效率，此外，该深冷分离系统将冷剂制冷循环和原料气节流降温效应根据产品要求高效地结合起来，提高了装置的总效率，降低了冷剂循环能耗；同时系统回收了原料气中的有效气体，将三种主要组分都回收作为产品，这样即减少了下游装置的驰放气，又为装置现场得到了副产品，增加了收益。