本實(shí)用新型涉及氣體低溫分離領(lǐng)域，特別涉及一種從合成氣中制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)。
背景技術(shù)：
CO和H2是化工過程的重要合成原料，被廣泛用于一系列有機(jī)化工產(chǎn)品和中間體的合成，而CO和H2的制取一般以煤、天然氣或油為原料，經(jīng)過一定的方法變換得到，在制取過程中除產(chǎn)生有效組分CO和H2 外，還產(chǎn)生一定量的CH4，Ar和N2、CO2等雜質(zhì)以混合物的形式存在，化工合成過程通常需要高純度的CO，這就需要合適的方法將其混合物分離提純。
CO和H2的分離方法主要有變壓吸附法、膜分離法和低溫精餾分離法。膜分離方法由于高效選擇性膜的價(jià)格高，應(yīng)用較少。變壓吸附法通常用于小型裝置，操作靈活可靠，但是隨著化工領(lǐng)域大型化的發(fā)展，變壓吸附在處理大規(guī)模氣體負(fù)荷時(shí)，設(shè)備多、占地面積大且運(yùn)行成本高。低溫分離法是利用組分之間物性的差異，通過低溫精餾的方法進(jìn)行分離提純，常用于大型化工領(lǐng)域的CO和H2混合氣體分離提純。
申請?zhí)枮?01310449360.5、名稱為一種深冷分離提純一氧化碳和氫氣的裝置及方法的中國專利和申請?zhí)枮?01420356780.9、名稱為深冷法制取純一氧化碳和富氫氣的裝置中國專利，在甲烷含量較高的情況下無法獲得高純度CO，而申請?zhí)枮?01510014562.6、名稱為一種合成氣分離制取氫氣及高純一氧化碳的方法和裝置的中國專利在提純分離上進(jìn)行了一些改進(jìn)，但是需要增加氮?dú)庋h(huán)壓縮和膨脹機(jī)，流程復(fù)雜，機(jī)器較多，能耗高。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本實(shí)用新型的目的在于克服上述現(xiàn)有技術(shù)中的不足，當(dāng)合成氣中的甲烷含較高時(shí)，提供一種能耗低、流程簡單的合成氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)。
本實(shí)用新型的技術(shù)方案是這樣實(shí)現(xiàn)的：一種從合成氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)，該系統(tǒng)主要包括合成氣凈化單元、低溫液化分離單元、CO產(chǎn)品壓縮機(jī)，所述的低溫液化分離單元包括第一板翅式換熱器、第二板翅式換熱器、閃蒸分離器、高壓精餾塔、低壓精餾塔，所述高壓精餾塔塔底設(shè)置第一蒸發(fā)器，所述的低壓精餾塔塔底設(shè)置第二蒸發(fā)器，塔頂設(shè)有第一冷凝器，所述的凈化單元入口連接第一管道，所述凈化單元出口通過第二管道與第一板翅式換熱器相連接，所述第一蒸發(fā)器的入口通過第三管道與所述第一板翅式換熱器相連接，出口通過第四管道與所述第二蒸發(fā)器入口相連通；所述第二蒸發(fā)器出口通過第五管道與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第六管道與所述閃蒸分離器入口相連接；所述閃蒸分離器上部氣相出口通過第七管道經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第八管道相連接；所述閃蒸分離器下部液相出口通過第九管道經(jīng)第一節(jié)流閥與三通管連接，所述三通管通過第十管道與所述高壓精餾塔上部入口連接；所述三通管通過第十一管道與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第十二管道與所述高壓精餾塔中下部入口連接；所述高壓精餾塔上部氣相出口通過第十三管道經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第十四管道相連接；所述高壓精餾塔下部液相出口通過第十五管道經(jīng)過第二節(jié)流閥與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第十六管道與所述低壓精餾塔入口連接；所述低壓精餾塔頂部氣相出口通過第十七管道經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器通過第十八管道與所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)中部入口連接；所述低壓精餾塔底部液相出口通過第十九管道經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第二十管道連接。
所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)中部出口通過第二十一管道經(jīng)過所述第一板翅式換熱器與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第二十二管道經(jīng)過第三節(jié)流閥與低壓精餾塔第一冷凝器入口連接，所述第一冷凝器出口通過第二十三管道經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器通過第二十四管道與所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口相連接。
所述第一板翅式換熱器、所述第二板翅式換熱器、所述第一蒸發(fā)器、所述第二蒸發(fā)器及所述第一冷凝器均為為真空釬焊板翅式換熱器，所述高壓精餾塔和所述低壓精餾塔為規(guī)整填料塔。
一種從合成氣中制取富氫氣和一氧化碳的方法，該方法如下：
高甲烷含量的合成氣經(jīng)過第一管道進(jìn)入凈化單元，通過凈化單元內(nèi)的吸附劑吸附后將合成氣中的微量CO2和水脫除，脫除雜質(zhì)后的合成氣通過第二管道進(jìn)入第一板翅式換熱器冷卻至一定溫度，冷卻后通過第三管道進(jìn)入所述的高壓精餾塔第一蒸發(fā)器作為熱源進(jìn)一步被冷卻，再次冷卻后通過第四管道進(jìn)入所述的低壓精餾塔第二蒸發(fā)器作為熱源被繼續(xù)冷卻，再次冷卻后通過第五管道進(jìn)入第二板翅式換熱器內(nèi)冷卻，冷卻后的氣體通過第六管道進(jìn)入閃蒸分離器；在閃蒸分離器內(nèi)進(jìn)行初步分離，在閃蒸分離器頂部得到富氫氣并通過第七管道依次經(jīng)第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器返流回收冷量得到富氫氣產(chǎn)品，得到復(fù)熱后的富氫氣產(chǎn)品通過第八管道送出外部；閃蒸分離器底部出口得到的富一氧化碳液體通過第九管道經(jīng)過第一節(jié)流閥節(jié)流后進(jìn)入三通管分成兩部分，一部分液體通過第十管道直接進(jìn)入高壓精餾塔上部入口進(jìn)行精餾分離，另一部分液體通過第十一管道進(jìn)入第二板翅式換熱器回收冷量，回收冷量后通過第十二管道進(jìn)入高壓精餾塔中下部入口進(jìn)行精餾分離；在高壓精餾塔內(nèi)進(jìn)行精餾分離，在高壓精餾塔塔頂?shù)玫介W蒸氣，閃蒸氣通過第十三管道返流依次進(jìn)入第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器復(fù)熱并回收冷量得到閃蒸氣產(chǎn)品，得到的閃蒸氣產(chǎn)品通過第十四管道送出外部，高壓精餾塔塔底得到的CO純度較高的液體通過第十五管道經(jīng)第二節(jié)流閥節(jié)流后進(jìn)入第二板翅式換熱器復(fù)熱回收冷量，回收冷量后通過第十六管道進(jìn)入低壓精餾塔進(jìn)行精餾分離；在低壓精餾塔底得到甲烷含量較高的廢液，廢液通過第十九管道返流依次進(jìn)入第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量并復(fù)熱，復(fù)熱后的廢氣通過第二十管道送出外部，低壓精餾塔頂?shù)玫礁呒兌菴O通過第十七管道返流依次第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量并復(fù)熱，復(fù)熱后的CO產(chǎn)品通過第十八管道進(jìn)入CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口壓縮送出外部；進(jìn)入CO產(chǎn)品壓縮機(jī)中的一部分CO被壓縮至0.5MPa~0.8MPa從中部抽出通過第二十一管道依次經(jīng)第一板翅式換熱器、第二板翅式換熱器被冷卻至一定溫度，冷卻后通過第二十二管道經(jīng)過第三節(jié)流閥節(jié)流減壓降溫，進(jìn)入低壓精餾塔第一冷凝器提供冷量被氣化復(fù)熱，在冷凝器內(nèi)被復(fù)熱后的CO通過第二十三管道依次經(jīng)第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量，回收冷量后通過第二十四管道進(jìn)入CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口，完成部分CO循環(huán)。
CO產(chǎn)品壓縮機(jī)出口壓力為：0.5 MPa ~3.0MPa；CO產(chǎn)品壓縮機(jī)用于循環(huán)部分抽出壓力為：0.5MPa~0.8MPa。
凈化單元入口壓力為：3.0MPa~6.0MPa，甲烷含量體積分?jǐn)?shù)為0.5%~10%；所述的高壓精餾塔壓力為0.9MPa~2.5MPa；所述的低壓精餾塔壓力為0.2MPa ~0.4MPa。
本實(shí)用新型的技術(shù)方案產(chǎn)生的積極效果如下：對于高含甲烷合成氣，通過該兩塔流程可得到高純度的富H2和CO產(chǎn)品，甲烷脫除率高，CO純度達(dá)到體積分?jǐn)?shù)99%以上，CO產(chǎn)品氣中甲烷含量可以降到體積分?jǐn)?shù)5×10-6以下，且H2和CO的回收率高，H2回收率99%以上，CO回收率88%以上，裝置對原料氣的適應(yīng)能力強(qiáng)，降低了對合成氣雜質(zhì)的要求。
本實(shí)用新型的從合成氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)在不增加設(shè)備的前提下，根據(jù)CO產(chǎn)品氣的壓力，從CO壓縮機(jī)的末級或中間級抽出一部分CO循環(huán)作為低壓精餾塔的冷源，取消了氮?dú)鈮嚎s機(jī)和膨脹機(jī)，設(shè)備較少，投資小。
本實(shí)用新型的系統(tǒng)和方法得到的產(chǎn)品氫氣純度高，進(jìn)入目前僅提取H2的PSA或膜分離裝置，提高了進(jìn)PSA或膜分離回收氫系統(tǒng)的H2濃度，從而提高裝置的氫氣回收率，減小PSA或膜分離系統(tǒng)的處理負(fù)荷。
所述的高壓精餾塔和低壓精餾塔采用填料塔、阻力小、精餾效果好、操作彈性大，適合于變工況操作。
附圖說明
圖1為本實(shí)用新型從合成氣中制取富氫氣和一氧化碳系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。
圖中標(biāo)注為：1、第一板翅式換熱器；2、第一蒸發(fā)器；3、第二蒸發(fā)器；4、第二板翅式換熱器；5、閃蒸分離器；6、第一節(jié)流閥；7、三通管；8、高壓精餾塔；9、低壓精餾塔；10、第二節(jié)流閥；11、第一冷凝器；12、第三節(jié)流閥；13、CO產(chǎn)品壓縮機(jī)；14、合成氣凈化單元；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、第十一管道；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。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合具體實(shí)施例對本實(shí)用新型作進(jìn)一步闡述。
實(shí)施例一
如圖1所示，一種從合成氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)，該系統(tǒng)主要包括合成氣凈化單元14、低溫液化分離單元、CO產(chǎn)品壓縮機(jī)13，所述的低溫液化分離單元包括第一板翅式換熱器1、第二板翅式換熱器4、閃蒸分離器5、高壓精餾塔8、低壓精餾塔9，所述高壓精餾塔塔底設(shè)置第一蒸發(fā)器2，所述的低壓精餾塔塔底設(shè)置第二蒸發(fā)器3，塔頂設(shè)有第一冷凝器11，所述的凈化單元入口與原料合成氣的第一管道100相連，所述凈化單元出口通過第二管道101與第一板翅式換熱器相連接，所述第一蒸發(fā)器的入口通過第三管道102與所述第一板翅式換熱器相連接，出口通過第四管道103與所述第二蒸發(fā)器入口連接；所述第二蒸發(fā)器出口通過第五管道104與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第六管道105與所述閃蒸分離器入口相連接；所述閃蒸分離器上部氣相出口通過第七管道106經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第八管107道相連接；所述閃蒸分離器下部液相出口通過第九管108道經(jīng)第一節(jié)流閥6與三通管7連接，所述三通管通過第十管道109與所述高壓精餾塔上部入口連接；所述三通管通過第十一管道110與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第十二管道111與所述高壓精餾塔中下部入口連接；所述高壓精餾塔上部氣相出口通過第十三管道112經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第十四管道113相連接；所述高壓精餾塔下部液相出口通過第十五管道114經(jīng)過第二節(jié)流閥10與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第十六管道115與所述低壓精餾塔入口連接；所述低壓精餾塔頂部氣相出口通過第十七管道116經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器通過第十八管道117與所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)中部入口連接；所述低壓精餾塔底部液相出口通過第十九管道118經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器與第二十管道119連接。
所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)中部出口通過第二十一管道120經(jīng)過所述第一板翅式換熱器與所述第二板翅式換熱器相連接，所述第二板翅式換熱器通過第二十二管道121經(jīng)過第三節(jié)流閥12與低壓精餾塔第一冷凝器入口連接，所述第一冷凝器出口通過第二十三管道122經(jīng)過所述第二板翅式換熱器與所述第一板翅式換熱器相連接，所述第一板翅式換熱器通過第二十四管道123與所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口相連接。
所述第一板翅式換熱器、所述第二板翅式換熱器、所述第一蒸發(fā)器、所述第二蒸發(fā)器及所述第一冷凝器均為為真空釬焊板翅式換熱器，所述高壓精餾塔和所述低壓精餾塔為規(guī)整填料塔。
所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)出口壓力為：0.5MPa ~3.0MPa；所述CO產(chǎn)品壓縮機(jī)用于循環(huán)部分抽出壓力為：0.5MPa~0.8MPa。
所述凈化單元入口壓力為：3.0MPa~6.0MPa，甲烷含量體積分?jǐn)?shù)為0.5%~10%；所述高壓精餾塔壓力為0.9MPa~2.5MPa；所述低壓精餾塔壓力為0.2MPa ~0.4MPa。
實(shí)施例二
一種從合成氣中制取富氫氣和一氧化碳的方法，甲烷含量體積分?jǐn)?shù)為0.5%~10%的合成氣壓力為3.0MPa~6.0MPa經(jīng)過凈化單元，通過凈化單元內(nèi)的吸附劑吸附后將合成氣中的微量CO2和水脫除，脫除雜質(zhì)后的合成氣通過第二管道進(jìn)入第一板翅式換熱器冷卻至145K~165K，進(jìn)入所述的高壓精餾塔第一蒸發(fā)器作為熱源進(jìn)一步被冷卻至128K~135K，冷卻后通過第四管道進(jìn)入所述的低壓精餾塔第二蒸發(fā)器作為熱源被繼續(xù)冷卻至103K~115K，再次冷卻后通過第五管道進(jìn)入第二板翅式換熱器內(nèi)冷卻至91K~95K，冷卻后的氣體通過第六管道進(jìn)入閃蒸分離器進(jìn)行閃蒸分離，經(jīng)初步閃蒸分離后，在閃蒸分離器頂部得到氫氣體積含量為87%以上的富氫氣通過第七管道返流依次經(jīng)第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器復(fù)熱回收冷量得到富氫氣產(chǎn)品，富氫氣產(chǎn)品通過第八管道送出外部，閃蒸分離器低部得到的富一氧化碳液體經(jīng)過節(jié)流至0.9MPa~2.5MPa，通過三通管分成兩部分，一部分液體通過第十管道直接進(jìn)入高壓精餾塔入口進(jìn)行精餾分離，另一部分液體通過第十一管道進(jìn)入第二板翅式換熱器復(fù)熱至115K~120K，復(fù)熱后通過第十二管道進(jìn)入高壓精餾塔入口進(jìn)行精餾分離；在高壓精餾塔內(nèi)進(jìn)行精餾分離，在精餾塔塔頂?shù)玫綒錃怏w積含量82%以上的閃蒸氣通過第十三管道返流依次進(jìn)入第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器復(fù)熱并回收冷量得到閃蒸氣產(chǎn)品，得到的閃蒸氣產(chǎn)品通過第十四管道送出外部，高壓精餾塔塔底得到CO純度較高的液體通過第十五管道經(jīng)第二節(jié)流閥節(jié)流至0.2MPa~0.4MPa進(jìn)入第二板翅式換熱器復(fù)溫至95K~100K，復(fù)溫后通過第十六管道進(jìn)入低壓精餾塔進(jìn)行精餾分離；在低壓精餾塔底得到甲烷含量較高的廢液，通過第十九管道返流依次進(jìn)入第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量并復(fù)熱，復(fù)熱后的廢氣通過第二十管道送出外部，低壓精餾塔頂?shù)玫郊兌润w積含量為99%以上的CO通過第十七管道返流依次第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量并復(fù)熱，復(fù)熱后的CO產(chǎn)品通過第十八管道進(jìn)入CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口壓縮至所需壓力0.5MPa~3.0MPa送出外部。
所述的CO產(chǎn)品壓縮機(jī)，其中一部分CO被壓縮至0.5MP~0.8MPa抽出，通過第二十一管道依次經(jīng)第一板翅式換熱器、第二板翅式換熱器被冷卻至91K~95K，冷卻后通過第二十二管道經(jīng)過第三節(jié)流閥節(jié)流減壓至0.15MPa~0.3MPa進(jìn)入低壓精餾塔第一冷凝器提供冷量被氣化復(fù)熱，在冷凝器內(nèi)被復(fù)熱后的CO通過第二十三管道依次經(jīng)第二板翅式換熱器、第一板翅式換熱器回收冷量，回收冷量后通過第二十四管道進(jìn)入CO產(chǎn)品壓縮機(jī)入口，完成部分CO循環(huán)。
本實(shí)施例中所述的從合成氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)為實(shí)施例一中所述，在此不再一一贅述。