本實用新型涉及氣體低溫分離領域，特別涉及一種制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)。
背景技術：
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化工產品和中間體的合成，而CO和H2的制取一般以煤、天然氣或油為原料，經過一定的方法變換得到，在制取過程中除產生有效組分CO和H2 外，還產生一定量的CH4，N2、CO2等雜質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格高，應用較少。變壓吸附法通常用于小型裝置，操作靈活可靠，但是隨著化工領域大型化的發(fā)展，變壓吸附在處理大規(guī)模氣體負荷時，設備多、占地面積大且運行成本高。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行分離提純，常用于大型化工領域的CO和H2混合氣體分離提純。
液態(tài)甲烷是一種清潔、高效的能源，并且熱值高便于運輸，中國所公開的CO和H2低溫分離提純方法中，只是考慮CO和H2進行分離提純，在氮氣、甲烷含量較高的情況下，甲烷隨其它雜質一起排放作為燃料，甲烷的價值沒有得到合理利用，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雜質含量較復雜的情況下，采用多塔分離，但是需要增加氮氣循環(huán)壓縮和膨脹機，流程復雜，機器較多，能耗高，并且沒有提出對甲烷的合理利用。近年來LNG的市場較好，在CO和H2分離的同時可以生產經濟價值較高的液態(tài)甲烷，增加產品的附加值，從而提高裝置的整體經濟效益。
技術實現(xiàn)要素：
本實用新型的目的在于克服上述現(xiàn)有技術中的不足，當原料氣中的雜質氮氣、甲烷含量較高時，提供一種高效節(jié)能的制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)，本實用新型在生產高純一氧化碳和富氫氣的同時，可以得到經濟價值高的液態(tài)甲烷。
本實用新型的技術方案是這樣實現(xiàn)的：一種制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)，該系統(tǒng)主要包括原料氣凈化單元、低溫液化分離單元、CO產品壓縮機及混合冷劑壓縮機；所述的低溫液化分離單元包括主換熱器、洗甲烷塔、脫氫塔、脫甲烷塔及脫氮塔，所述的脫氫塔塔底設有第一蒸發(fā)器，所述脫甲烷塔的塔底設有第二蒸發(fā)器、塔頂設有第一冷凝器，所述的脫氮塔塔底設有第三蒸發(fā)器、塔頂設有第二冷凝器；所述凈化單元的入口連通送氣的第一管道，所述凈化單元出口通過第二管道與主換熱器相連通；所述洗甲烷塔的下部入口通過第三管道與所述主換熱器相連通，所述洗甲烷塔的頂部氣相出口通過第四管道與主換熱器相連通，所述主換熱器熱端連通送出富氫氣的第五管道，所述洗甲烷塔的底部液相出口通過第六管道連通第一節(jié)流閥；所述第一節(jié)流閥通過第七管道連通主換熱器，所述主換熱器通過第八管道與所述脫氫塔的中部入口相連通，所述第一節(jié)流閥通過第九管道與所述脫氫塔的上部入口相連通；所述脫氫塔頂部氣相出口通過第十管道與所述主換熱器連通，所述主換熱器熱端連通送出閃蒸汽的第十一管道；所述脫氫塔的底部液相出口通過第十二管道與第二節(jié)流閥相連通，所述第二節(jié)流閥通過第十三管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第十四管道與所述脫甲烷塔下部入口相連通，所述第二節(jié)流閥通過第十五管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第十六管道與所述脫甲烷塔中部入口相連通；所述脫甲烷塔底部液相出口通過第十七管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器熱端連通送出液態(tài)甲烷的第十八管道；所述脫甲烷塔的頂部氣相出口通過第十九管道與第二十六管道相連通，所述脫甲烷塔的上部氣相出口通過第二十管道與脫氮塔中部入口相連通，所述脫甲烷塔的頂部第一冷凝器出口通過第二十一管道經過第三節(jié)流閥與所述脫氮塔頂部第二冷凝器的入口相連通；所述脫氮塔的底部液相出口連通第二十二管道，第二十二管道上設置第四節(jié)流閥，所述第四節(jié)流閥通過第二十三管道與所述脫氮塔的頂部第二冷凝器入口連通，所述脫氮塔的上部氣相出口通過第二十四管道與所述主換熱器連通，所述主換熱器熱端連通送出廢氣的第二十五管道；所述脫氮塔的頂部氣相出口通過第二十六管道與所述主換熱器連通，所述主換熱器通過第二十七管道與所述的CO產口壓縮機入口相連通。
所述CO產品壓縮機通過第二十八管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第二十九管道與所述脫氫塔塔底第一蒸發(fā)器入口相連通，第二十九管道與第三十管道相通，所述脫甲烷塔塔底第二蒸發(fā)器的入口連通第三十管道，出口連通第三十一管道，第三十一管道與第三十二管道相連通，所述第一蒸發(fā)器出口通過第三十二管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第三十三管道與所述洗甲烷塔上部入口相連通；所述第一冷凝器入口連通第三十四管道，第三十四管道分別連通第三十三管道和第三十五管道，第三十五管道與所述主換熱器連通，所述主換熱器通過第三十六管道與所述CO產品壓縮機中部入口相連通，所述CO產品壓縮機中部出口通過第三十七管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第三十八管道與所述脫氮塔底部第三蒸發(fā)器入口相連通，所述第三蒸發(fā)器出口通過第三十九管道與第五節(jié)流閥相連通，所述第五節(jié)流閥與第二十三管道相連通，所述CO產品壓縮機出口連通第四十五管道。
所述的混合冷劑壓縮機的氣相出口通過第四十管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第四十一管道經第六節(jié)流閥與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第四十二管道與混合冷劑壓縮機入口相連通；所述混合冷劑壓縮機液相出口通過第四十三管道與所述主換熱器相連通，所述主換熱器通過第四十四管道經第七節(jié)流閥與所述主換熱器相連通。
所述主換熱器、所述第一蒸發(fā)器、所述第二蒸發(fā)器、所述第三蒸發(fā)器、所述第一冷凝器及所述第二冷凝器均為真空釬焊板翅式換熱器，所述洗甲烷塔、脫氫塔、脫甲烷塔、脫氮塔均為規(guī)整填料塔或填料與浮閥組合式精餾塔。
所述CO產品壓縮機出口壓力為：0.5 MPa ~3.5MPa；所述CO產品壓縮機用于循環(huán)部分抽出壓力為：0.5MPa~3.5MPa。
所述凈化單元入口壓力為：3.0MPa~6.0MPa，甲烷含量體積分數為0.5%~10%，氮氣含量體積分數為4%~8%；所述的脫氫塔壓力為0.9MPa~2.5MPa；所述的脫甲烷塔和脫氮塔壓力為0.2MPa ~0.6MPa。
混合冷劑采用氮氣、甲烷、乙烯、丙烷和異戊烷按一定的比例混合而成。
一種制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的方法，該方法如下：
高氮氣、甲烷含量的原料經過第一管道進入凈化單元，通過凈化單元內的吸附劑吸附后將原料氣中的微量CO2和水脫除，脫除雜質后的原料氣通過第二管道進入主換熱器冷卻至一定溫度，冷卻后通過第三管道進入所述的洗甲烷塔將原料中的甲烷洗滌出來，在洗甲烷塔頂部氣相出口得到富氫氣，富氫氣通過第四管道進入主換熱器回收冷量并復熱，富氫氣復熱后通過第五管道送出，在洗甲烷塔底部液相出口得到甲烷濃縮后的原料通過第六管道經第一節(jié)流閥節(jié)流，節(jié)流后分成兩部分，一部分通過第七管道進入主換熱器復熱，復熱后經第八管道進入脫氫塔中部，另一部分通過第九管道直接接入脫氫塔上部入口，在脫氫塔內進行精餾分離，在脫氫塔頂部氣相出口得到閃蒸汽，閃蒸氣通過第十管道進入主換熱器回收冷量并復熱，閃蒸氣復熱后通過第十一管道送出，在脫氫塔底部液相出口得到進一步濃縮后的原料通過第十二管道經第二節(jié)流閥節(jié)流，節(jié)流后分成兩部分，一部分通過第十三管道進入主換熱器復熱，復熱后經第十四管道進入脫甲烷塔下部入口，另一部分通過第十五管道進入主換熱器冷卻至一定溫度，冷卻后通過第十六管道進入脫甲烷塔中部入口，在脫甲烷塔底部液相出口得到高純度液態(tài)甲烷，液態(tài)甲烷通過第十七管道進入主換熱器過冷，過冷后通過第十八管道送出，在脫甲烷塔上部氣相出口得到一定濃度的CO通過第二十管道進入脫氮塔中部入口，在脫氮塔內進一步脫除雜質，在脫氮塔底部液相出口得到高純度CO通過第二十二管道經第四節(jié)流閥節(jié)流，節(jié)流后通過第二十三管道進入脫氮塔頂部第二冷凝器入口作為冷源，在脫氮塔上部氣相出口得到富氮氣廢氣，廢氣通過第二十四管道進入主換熱器復熱并回收冷量，復熱后，通過第二十五管道送出。
裝置的冷量主要靠CO循環(huán)節(jié)流和制冷劑循環(huán)節(jié)流制冷提供，來自CO產品壓縮機出口的一部分CO通過第二十八管道進入主換熱器冷卻至一定溫度，冷卻后分別通過第二十九管道和第三十管道進入脫氫塔底部第一蒸發(fā)器、脫甲烷塔塔底第二蒸發(fā)器，在蒸發(fā)器內作為熱源被冷卻，冷卻后混合通過第三十二管道進入主換熱器繼續(xù)冷卻，冷卻后分成三部分，一部分通過第三十三管道進入洗甲烷塔，作為洗滌液將原料中的甲烷洗滌出來，另一部分通過第三十四管道進入脫甲烷塔頂部第一冷凝器作為冷源被復熱部分氣化，在第一冷凝器頂部得到氣相CO通過第十九管道與第二十六管道氣相混合，在第一冷凝器低部得到液相CO通過第二十一管道經第三節(jié)流閥節(jié)流后進入脫氮塔第二冷凝器作為冷源，最后一部分通過第三十五管道返回主換熱器復熱回收冷量，回收冷量后通過第三十六管道進入CO產品壓縮機中部入口，CO產品壓縮機中部抽出一部分通過第三十七管道進入主換熱器冷卻，冷卻后通過第三十八管道進入脫氮塔第三蒸發(fā)器作為熱源被冷卻，冷卻后通過第三十九管道經第五節(jié)流閥與第二十三管道物料相混合，混合后進入脫氮塔第二冷凝器，在第二冷凝器內作為冷源被復熱氣化得到CO產品，CO產品通過第二十六管道進入主換熱器復熱回收冷量，回收冷量后進入CO產品壓縮機入口進行壓縮至一定壓力通過第四十五管道作為產品送出；來自混合冷劑壓縮機的氣相冷劑通過第四十管道進入主換熱器進行冷卻，被冷卻至一定溫度后通過第四十一管道經第六節(jié)流閥節(jié)流制冷，返流進入主換熱器，來自混合冷劑壓縮機的液相冷劑通過第四十三管道進入主換熱器冷卻至一定溫度抽出，通過第四十四管道經第七節(jié)流閥節(jié)流制冷，節(jié)流制冷后返流進入主換熱器，與另一股冷劑混合復熱送出主換熱器，通過第四十二管道進入混合冷劑壓縮機，完成制冷循環(huán)。
本實用新型的技術方案產生的積極效果如下：對于高含氮氣、甲烷原料氣，通過該四塔流程得到高純度的富H2和CO產品的同時，可以得到高純度液態(tài)甲烷， CO純度達到體積分數99%以上，液態(tài)甲烷純度體積含量達到98%以上，雜質脫除干凈，且H2、CO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，裝置對原料氣的適應能力強，降低了裝置對原料氣雜質的要求。
本實用新型從原料氣制取富氫氣和一氧化碳的系統(tǒng)在不增加設備的前提下，根據CO產品氣的壓力，從CO壓縮機的末級或中間級抽出一部分CO循環(huán)作為精餾塔的冷源和熱源，取消了氮氣壓縮機和膨脹機，設備較少，投資小。
本實用新型在制取高純一氧化碳和富氫氣的同時生產經濟附加值高的液態(tài)甲烷，設置了單獨的混合冷劑制冷系統(tǒng)，增加設備混合冷劑壓縮機，但是混合制冷劑主要由氮氣、甲烷、乙烯、丙烷、異戊烷等物質按照原料氣的不同組成配置一定比例的冷劑混合而成，制冷能耗低。
附圖說明
圖1為本實用新型制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)的結構示意圖。
圖中標注為：1、混合冷劑壓縮機；2、原料氣凈化單元；3、CO產品壓縮機；4、低溫液化分離單元；5、主換熱器；6、洗甲烷塔；7、脫氫塔；8、脫甲烷塔；9、脫氮塔；10、第一蒸發(fā)器；11、第二蒸發(fā)器；12、第三蒸發(fā)器；13、第一冷凝器；14、第二冷凝器；15、第七節(jié)流閥；16、第六節(jié)流閥、17、第一節(jié)流閥；18、第二節(jié)流閥；19、第三節(jié)流閥；20、第五節(jié)流閥；21、第四節(jié)流閥；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；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。
具體實施方式
下面結合具體實施例對本發(fā)明作進一步闡述。
實施例一
如圖1所示，一種制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)，該系統(tǒng)主要包括原料氣凈化單元2、低溫液化分離單元4、CO產品壓縮機3、混合冷劑壓縮機1；所述的低溫液化分離單元包括主換熱器5、洗甲烷塔6、脫氫塔7、脫甲烷塔8、脫氮塔9，所述的脫氫塔塔底設有第一蒸發(fā)器10，所述的脫甲烷塔塔底設有第二蒸發(fā)器11、塔頂設有第一冷凝器13，所述的脫氮塔塔底設有第三蒸發(fā)器12、塔頂設有第二冷凝器14；所述的凈化單元2入口連通第一管道100，所述凈化單元出口通過第二管道101與主換熱器5相連通；所述洗甲烷塔6的下部入口通過第三管道102與所述主換熱器5相連通，洗甲烷塔頂部氣相出口通過第四管道103與主換熱器5相連通，主換熱器5與第五管道104連通，洗甲烷塔底部液相出口通過第六管道105與第一節(jié)流閥17相連通；第一節(jié)流閥17通過第七管道106與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第八管道107與所述的脫氫塔7中部入口相連通，第一節(jié)流閥17通過第九管道108與所述脫氫塔7上部入口相連通；所述脫氫塔7頂部氣相出口通過第十管道109與主換熱器5相連通，主換熱器5與第十一管道110相連通，脫氫塔底部液相出口通過第十二管道111與第二節(jié)流閥18相連通；第二節(jié)流閥18通過第十三管道112與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第十四管道113與脫甲烷塔8下部入口相連通，第二節(jié)流閥18通過第十五管道114與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第十六管道115與脫甲烷塔8中部入口相連通；所述脫甲烷塔8底部液相出口通過第十七管道116與主換熱器5相連通，主換熱器5與第十八管道117相連通，脫甲烷塔8頂部氣相出口通過第十九管道118與第二十六管道125相連通，脫甲烷塔8上部氣相出口通過第二十管道119與脫氮塔9中部入口相連通，脫甲烷塔8頂部第一冷凝器13出口通過第二十一管道120經過第三節(jié)流閥19與脫氮塔9頂部第二冷凝器14入口相連通；所述脫氮塔9底部液相出口通過第二十二管道121與第四節(jié)流閥21相連通，第四節(jié)流閥21通過第二十三管道122與脫氮塔9頂部第二冷凝器14入口連通，脫氮塔上部氣相出口通過第二十四管道123與主換熱器5連通，主換熱器5與第二十五管道124連通，脫氮塔頂部氣相出口通過第二十六管道125與主換熱器5連通，主換熱器5通過第二十七管道126與所述的CO產口壓縮機3入口相連通。
所述CO產品壓縮機3通過第二十八管道127與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第二十九管道128與所述脫氫塔7塔底第一蒸發(fā)器10入口相連通，第二十九管道128通過第三十管道129與脫甲烷塔塔底第二蒸發(fā)器11入口相連通，第二蒸發(fā)器11出口通過第三十一管道130與第三十二管道131相連通，第一蒸發(fā)器10出口通過第三十二管道132與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第三十三管道132與洗甲烷塔6上部入口相連通，第一冷凝器13入口通過第三十四管道133與第三十三管道132相連通，主換熱器通過第三十五管道134與第三十四管道133相連通，主換熱器5通過第三十六管道135與CO產品壓縮機3中部入口相連通，CO產品壓縮機3中部出口通過第三十七管道136與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第三十八管道137與脫氮塔9底部第三蒸發(fā)器12入口相連通，第三蒸發(fā)器12出口通過第三十九管道138經過第五節(jié)流閥20與第二十三管道122相連通，所述CO產品壓縮機3出口與第四十五管道144相連通。
所述的混合冷劑壓縮機1氣相出口通過第四十管道139與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第四十一管道140經第六節(jié)流閥16與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第四十二管道141與混合冷劑壓縮機1入口相連通，完成循環(huán)，混合冷劑壓縮機1液相出口通過第四十三管道142與主換熱器5相連通，主換熱器5通過第四十四管道143經第七節(jié)流閥15與主換熱器5相連通。
所述主換熱器5、所述第一蒸發(fā)器10、所述第二蒸發(fā)器11、所述第三蒸發(fā)器12、所述第一冷凝器13及所述第二冷凝器14均為真空釬焊板翅式換熱器，所述洗甲烷塔6、脫氫塔7、脫甲烷塔8、脫氮塔9均為規(guī)整填料塔或填料與浮閥組合式精餾塔。
實施例二
一種制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的方法，甲烷體積含量為0.5%~10%，氮氣體積含量為4%~8%的原料氣壓力為3.0MPa~6.0MPa經過第一管道進入凈化單元，通過凈化單元內的吸附劑吸附后將原料氣中的微量CO2和水脫除，脫除雜質后的原料氣通過第二管道進入主換熱器冷卻至~100K，冷卻后通過第三管道進入所述的洗甲烷塔將原料中的甲烷洗滌出來，在洗甲烷塔頂部氣相出口得到氫氣體積含量為77%以上的富氫氣，富氫氣通過第四管道進入主換熱器回收冷量并復熱，富氫氣復熱后通過第五管道送出得到富氫氣產品，在洗甲烷塔內甲烷被洗滌下來，塔頂的富氫氣甲烷損失少，在洗甲烷塔底部液相出口得到甲烷被濃縮至體積含量為16%左右的原料通過第六管道經第一節(jié)流閥節(jié)流制冷，節(jié)流后壓力為0.9MPa~2.5MPa，節(jié)流后分成兩部分，一部分通過第七管道進入主換熱器復熱至~118K，復熱后經第八管道進入脫氫塔中部，另一部分通過第九管道直接接入脫氫塔上部入口，在脫氫塔內進行精餾分離，在脫氫塔頂部氣相出口得到氫氣體積含量為63%以上的閃蒸汽，閃蒸氣通過第十管道進入主換熱器回收冷量并復熱，閃蒸氣復熱后通過第十一管道作為閃蒸氣產品送出，在脫氫塔底部液相出口得到進一步濃縮后的原料通過第十二管道經第二節(jié)流閥節(jié)流至0.2MPa ~0.6MPa，節(jié)流后分成兩部分，一部分通過第十三管道進入主換熱器復熱至~132K，復熱后經第十四管道進入脫甲烷塔下部入口，另一部分通過第十五管道進入主換熱器冷卻至~99K，冷卻后通過第十六管道進入脫甲烷塔中部入口，在脫甲烷塔內進行精餾分離脫除原料中的甲烷，在脫甲烷塔底部液相出口得到甲烷體積含量在98%以上的高純度液態(tài)甲烷，液態(tài)甲烷通過第十七管道進入主換熱器過冷2 K ~3K，過冷后通過第十八管道作為液態(tài)甲烷產品送出，在脫甲烷塔上部氣相出口得到CO體積含量為92%以上的原料通過第二十管道進入脫氮塔中部入口，在脫氮塔內進一步脫除氮氣雜質，在脫氮塔底部液相出口得到CO體積含量為99%以上的高純度CO通過第二十二管道經第四節(jié)流閥節(jié)流至0.15MPa~~0.19MPa，節(jié)流后通過第二十三管道進入脫氮塔頂部第二冷凝器入口作為冷源被復熱氣化，在脫氮塔上部氣相出口得到氮氣體積含量為82%以上的富氮廢氣，廢氣通過第二十四管道進入主換熱器復熱并回收冷量，復熱后，通過第二十五管道送出。
裝置的冷量主要靠CO循環(huán)節(jié)流和制冷劑循環(huán)節(jié)流制冷提供，來自CO產品壓縮機出口的一部分CO壓力為0.5MPa~3.5MPa通過第二十八管道進入主換熱器冷卻至145K~160K，冷卻后分別通過第二十九管道和第三十管道進入脫氫塔底部第一蒸發(fā)器、脫甲烷塔塔底第二蒸發(fā)器，在蒸發(fā)器內作為熱源被冷卻，冷卻后混合通過第三十二管道進入主換熱器繼續(xù)冷卻至~100K，冷卻后分成三部分，一部分通過第三十三管道進入洗甲烷塔，作為洗滌液將原料中的甲烷洗滌出來，另一部分通過第三十四管道進入脫甲烷塔頂部第一冷凝器作為冷源被復熱部分氣化，在第一冷凝器頂部得到氣相CO通過第十九管道與第二十六管道氣相混合，在第一冷凝器低部得到液相CO通過第二十一管道經第三節(jié)流閥節(jié)流后進入脫氮塔第二冷凝器作為冷源，最后一部分通過第三十五管道返回主換熱器復熱回收冷量，回收冷量后通過第三十六管道進入CO產品壓縮機中部入口，CO產品壓縮機中部抽出一部分CO壓力為0.5MPa~3.5MPa通過第三十七管道進入主換熱器冷卻至118K~125K，冷卻后通過第三十八管道進入脫氮塔第三蒸發(fā)器作為熱源被冷卻，冷卻后通過第三十九管道經第五節(jié)流閥節(jié)流至0.15MPa~~0.19MPa與第二十三管道物料相混合，混合后進入脫氮塔第二冷凝器，在第二冷凝器內作為冷源被復熱氣化得到CO體積含量為99%以上的CO產品，CO產品通過第二十六管道進入主換熱器復熱回收冷量，回收冷量后進入CO產品壓縮機入口進行壓縮至0.5MPa~~3.5MPa通過第四十五管道作為產品送出；由甲烷、乙烯、丙烷、異戊烷和氮氣按一比例混合而成壓力為0.25MPa~0.35MPa的混合冷劑通過混合冷劑壓縮機壓縮至3.0~4.0Mpa后被冷卻分離，來自混合冷劑壓縮機的氣相冷劑通過第四十管道進入主換熱器進行冷卻至118K~125K，被冷卻后通過第四十一管道經第六節(jié)流閥節(jié)流至0.3~0.4MPa制冷，返流進入主換熱器復熱，來自混合冷劑壓縮機的液相冷劑通過第四十三管道進入主換熱器冷卻至~150K，通過第四十四管道經第七節(jié)流閥節(jié)流至0.3~0.4MPa制冷，節(jié)流制冷后返流進入主換熱器復熱，與另一股冷劑混合復熱送出主換熱器，通過第四十二管道進入混合冷劑壓縮機，完成制冷循環(huán)。
本實施例中所述的制取高純一氧化碳和富氫氣聯(lián)產液態(tài)甲烷的系統(tǒng)為實施例一中所述，在此不再一一贅述。