CN101874962A - 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统 - Google Patents

一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统 Download PDF

Info

Publication number
CN101874962A
CN101874962A CN201010200582XA CN201010200582A CN101874962A CN 101874962 A CN101874962 A CN 101874962A CN 201010200582X A CN201010200582X A CN 201010200582XA CN 201010200582 A CN201010200582 A CN 201010200582A CN 101874962 A CN101874962 A CN 101874962A
Authority
CN
China
Prior art keywords
gas
unit
separation
ice chest
outlet
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201010200582XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN101874962B (zh
Inventor
王保明
胡晖
牛庆彦
张涛
宁振强
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
KAIFENG DONGJING AIR SEPARATION GROUP CO Ltd
SHANGHAI WUZHENG ENGINEERING Co Ltd
Original Assignee
KAIFENG DONGJING AIR SEPARATION GROUP CO Ltd
SHANGHAI WUZHENG ENGINEERING Co Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by KAIFENG DONGJING AIR SEPARATION GROUP CO Ltd, SHANGHAI WUZHENG ENGINEERING Co Ltd filed Critical KAIFENG DONGJING AIR SEPARATION GROUP CO Ltd
Priority to CN201010200582XA priority Critical patent/CN101874962B/zh
Publication of CN101874962A publication Critical patent/CN101874962A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN101874962B publication Critical patent/CN101874962B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0223—H2/CO mixtures, i.e. synthesis gas; Water gas or shifted synthesis gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0261—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of carbon monoxide
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/78—Refluxing the column with a liquid stream originating from an upstream or downstream fractionator column
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/90—Details relating to column internals, e.g. structured packing, gas or liquid distribution
    • F25J2200/94—Details relating to the withdrawal point
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/30—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using a washing, e.g. "scrubbing" or bubble column for purification purposes
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/40—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using hybrid system, i.e. combining cryogenic and non-cryogenic separation techniques
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/50—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using absorption, i.e. with selective solvents or lean oil, heavier CnHm and including generally a regeneration step for the solvent or lean oil
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/60—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/80—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using membrane, i.e. including a permeation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/04—Mixing or blending of fluids with the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/02—Separating impurities in general from the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Gas Separation By Absorption (AREA)
  • Carbon And Carbon Compounds (AREA)

Abstract

本发明涉及一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统，通过对低温甲醇洗净化、精密过滤、预吸附、CO冷箱、CO压缩、变压吸附制氢、解吸气压缩、膜分离、渗透气压缩、原料气冷却器单元的有机的整合，兼顾了多种分离技术的优点，且能有效克服其各自的缺点，并在不增加固定设备投资和运行费用的前提下，对羰基合成原料气中的有效气H2和CO的浓缩能力和回收率都有了显著的提高。本发明的压缩机功耗只是完全采用变压吸附技术的35％；占地面积不到完全采用变压吸附技术的15％；总投资不到完全采用变压吸附技术的70％。本发明适用于煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气、黄磷尾气以及其它羰基合成原料气体中CO和H2的分离。

Description

一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统
技术领域
本发明涉及一种煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气、黄磷尾气，及其它羰基合成气体的净化、处理和回收的集成工艺及其配套系统。
背景技术
羰基合成原料气是指有效成分为CO和H2的混合气，合成气中CO和H2的比值随原料和生产方法的不同而异。羰基合成气的来源是多种多样的，例如：煤制气、重油或渣油制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气、黄磷尾气等资源。利用羰基合成气可以转化成液体和气体燃料、大宗化学品和高附加值的精细有机化工产品。而实现这种转化的重要技术就是碳一化工。
在当前能源紧张、化工原料短缺的情况下，碳一化工就成为了沟通煤化工、天然气和石油化工等的重要桥梁。而高纯度CO和H2是碳一化工的重要原料。目前，分离CO和H2的主要方法有CO冷箱分离法、变压吸附法或膜分离法。
CO冷箱分离法是上世纪60年代开始使用的制备高纯度CO的方法。它是将气体冷冻成液体，利用不同气体沸点不同来进行气体分离的。CO冷箱分离法的特点是：可同时制得二种以上高纯度气体，回收率高，一般可达90％左右；CO纯度高，可保证98％以上的纯度；产品气CO压力损失较少，压缩功耗少；流程简单、装置占地面积少，操作方便简便；与低温甲醇洗相配合，节能，冷耗非常少(特别是与60公斤煤气化相配合时，正常运行的冷耗是零)。
伴随着目前碳一化工规模愈来愈大的发展趋势，CO冷箱分离法的优势将越发凸显，其应用范围也将越发广泛。
变压吸附法是利用吸附剂在不同压力下，对于气体中各组分的吸附能力的变化不同来进行气体分离的。变压吸附法分离高纯度CO和其它方法比较，对原料气要求较高，常规变压吸附，当原料气中CH4+Ar达到1％时，一氧化碳纯度只能达到96％，且原料气中一氧化碳浓度较低时，则CO回收率随之降低很多。目前，国内某些企业自行开发的吸附剂，一定程度上可以克服以上缺点。
就变压吸附法在大规模碳一化工领域的应用而言，其缺点是：吸附剂对CO的吸附效率较低，需装填量大；吸附剂是消耗品，其价格昂贵，将来的一次性更换代价，高达总设备投资的一半左右；气体回收率低，一般经济运行和投资下的回收率指标仅能达到80％左右；正常运行时，吸附塔内合格的CO需通过“抽真空”方式排出，且一部分CO需经“压缩”后进入置换气缓冲罐，用于变压吸附法-CO吸附剂的置换，而“抽真空和压缩”的运行电耗非常高；变压吸附法单套装置的规模也受到一定限制，需要多套并联操作占地面积巨大；变压吸附法装置的阀门要求高，价格昂贵，且切换频繁，故障率高，因而，对阀门的性能、自动控制的水平及可靠性要求极高。
除此之外，变压吸附法最大的缺点是，是其产品气CO是常压，需要被压缩到下游所需要的压力，这不仅要消耗大量的压缩功(增加了运行费用)，而且明显增加了下游的设备投资。
但是，对于以往的规模较小的碳一化工而言，变压吸附法还是具有其小型化、投资小的优势的。
膜分离法是上世纪90年代开始在工业上采用的气体分离方法，膜分离技术应用于CO分离制取高纯度CO，仅仅是近些年发展的成果。其原理主要是利用多种不同气体分子在特种膜中透过率的不同而将其分离，从而制得工业上所需的特定气体。膜分离法的特点是：流程短、操作维护简单、装置占地较小；工艺技术先进、用于CO分离时CO压降小、设备结构简单、安装方便；投资省、能耗低、经济效益好。
但是，膜分离法也有明显的不足之处：CO纯度比深冷分离法稍低；膜的寿命较低，这是由于气源中，不可避免的会由于各种原因，而夹带有有机物，特别是甲醇(来自于低温甲醇洗)，而有机物在膜中必然会累积起来，并引起膜的溶胀等问题，从而导致膜的出力下降，并最终报废；膜组件为易耗品，其更换成本非常高。特别是，与变压吸附法一样，其最大的缺点是，得到的产品气H2是常压，被压缩到下游所需要的压力，不仅要消耗大量的压缩功，而且也明显增加了下游工序的设备投资。此外，膜分离法在大规模碳一化工领域的应用时间非常短，有一些问题还没有暴露出来，仍需工业运行的长期检验。
总之，需要羰基合成气的场合众多，处理的方法和设备也相当多，不同的方法和设备具有不同的优缺点，但各种方法都具有相当的局限性，应用范围也比较狭窄，不具有通用性，并且很多精制设备的机理并不十分清楚。因此，开发高效低阻，兼有多种不同技术优点的多种精制技术的组合应用，对于碳一化工中降低分离羰基合成原料气工艺的能耗，提高经济效益，具有重要的现实意义。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种新的分离羰基合成原料气的工艺及其配套系统。
本发明所提供的分离羰基合成原料气的工艺，将低温甲醇洗净化、CO冷箱分离、变压吸附和膜分离等工艺有机地结合在一起，采用了洁净冷甲醇吸收进料混合气中的酸性气CO2和H2S、COS等，以及分别采用深冷(冷箱)法制备高纯度的CO气体和变压吸附制备高纯度的H2气体。本发明的集成系统和工艺可以在兼顾上述多种不同工艺的优点的同时，有效地克服其各自的缺点，从而能节能、高效、灵活、安全地处理不同压力、温度、含水量，以及组成浓度不限的羰基气体；可以制得：依净化气的用途而定的纯度大于98％，回收率在98.0～98.5％以上的CO气体；纯度大于99％，回收率在99％以上的H2气体。
本发明采用以下技术方案来解决上述技术问题：
一种分离羰基合成原料气的工艺，包括下列步骤：使羰基合成原料气依次经低温甲醇洗涤和分子筛吸附处理后，进入CO分离冷箱(4)中分离得到CO产品气(14)和H2原料气(24)，H2原料气(24)进入变压吸附制氢单元(6)中分离得到H2产品(18)和常压解吸气(19)，常压解吸气(19)再进入膜分离单元(8)进一步分离得到CO富集气(21)和富H2渗透气(22)，CO富集气(21)返回CO分离冷箱(4)，富H2渗透气(22)返回变压吸附制氢单元(6)。
上述工艺中，所述低温甲醇洗涤于低温甲醇洗净化单元(1)中进行，采用温度为-45.0～-69.5℃的洁净冷甲醇吸收原料气中的CO2和H2S、COS等气体，其中H2S和COS作为酸性气直接排出，CO2作为尾气(32)排出。所述分子筛吸附于预吸附单元(3)中进行。
进一步，在所述的低温甲醇洗涤之后并于所述的分子筛吸附处理之前增加精密过滤处理，过滤掉经低温甲醇洗后的原料气中夹带的甲醇液滴。所述的精密过滤处理采用精密过滤器(2)，精密过滤器(2)可采用高效气/液聚结滤芯的精密过滤器。
本发明通过增设的精密过滤器处理过程，可以有效地降低经过低温甲醇洗涤后的产品气中来源于洗涤冷甲醇溶液的夹带甲醇的含量，以达到降低预吸附单元(3)的工作负荷的目的。进而使得预吸附单元(3)的分子筛的再生周期变长、公用工程消耗降低、效率提高、结垢减少、使用寿命延长。即，最终达到预吸附单元(3)的设备投资和运行成本都明显降低的目的。
进一步，上述工艺中，所述低温甲醇洗涤过程中产生的中压闪蒸汽的压力为0.8～2.0MPa，在此压力下，CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)可以与所述中压闪蒸汽汇合。CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)与所述中压闪蒸汽汇合加压后，再一同被压入到原料气(26)中。以便进一步回收其中的H2和CO，以提高系统中H2和CO产品的收率。
进一步，上述工艺中，所述羰基合成原料气先经原料冷却器(10)换热后再进行低温甲醇洗涤和分子筛吸附处理。
进一步，上述工艺中，所述低温甲醇洗涤过程中产生的尾气(31)、CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)、CO产品气(14)以及H2原料气(24)均通过原料冷却器(10)回收冷量后再进入下游工序。即：低温甲醇洗净化单元(1)中产生的尾气(31)经原料冷却器(10)回收冷量后排出界外；CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)经原料冷却器(10)回收冷量后与低温甲醇洗净化单元(1)中的所述中压闪蒸汽汇合；CO产品气(14)经原料冷却器(10)回收冷量后通过CO压缩单元(5)压缩后排出；H2原料气(24)经原料冷却器(10)回收冷量后返回变压吸附制氢单元(6)中进行分离。
经原料冷却器(10)回收冷量后，闪蒸汽(27)的温度为30～34℃。
本发明采用上述方式，使得原料气在原料气冷却器(10)中被来自下游的低温甲醇洗净化单元(1)的尾气以及CO分离冷箱(4)中产生的H2原料气(24)、CO产品气(14)和闪蒸汽(27)冷却。而不是采用常规的方式，即：在原料气冷却器(10)中，用低温甲醇洗净化单元(1)的产品气为其原料气的冷源。从而真正实现了低温甲醇洗净化单元(1)与CO分离冷箱(4)的冷量耦合，进而有效地降低了CO分离冷箱(4)的投资。
上述工艺中，进入CO分离冷箱(4)中的原料气(13)的温度为-38～-58℃，CO产品气(14)的压力为0.3～1.5Mpa，H2原料气(24)的压力为2.8～7.8Mpa。
上述工艺中，CO分离冷箱(4)包括板式换热器(50)、低温洗涤塔(51)、再沸器(52)和低温提馏塔(53)；其中，再沸器(52)的入口经板式换热器(50)与预吸附单元(3)的出口连接，再沸器(52)的出口与低温洗涤塔(51)的下部入口连接；低温洗涤塔(51)的底部出口与低温提馏塔(53)的上部入口连接，低温洗涤塔(51)的顶部设H2原料气出口；低温提馏塔(53)的上部液体物料出口与低温洗涤塔(51)的顶部入口连接，低温提馏塔(53)上部的另一入口经板式换热器(50)与膜分离单元(8)的CO富集气出口连接，低温提馏塔(53)的底部设CO物料出口，低温提馏塔(53)的顶部设闪蒸汽出口。
在上述结构的CO分离冷箱(4)中：将经分子筛吸附后的原料气(13)通过板式换热器(50)换热后，再进入再沸器(52)中形成汽液混合原料(54)，最后进入低温洗涤塔(51)中分离得到H2原料气(24)；将来自于膜分离单元(8)中的CO富集气(21)通过板式换热器(50)换热后，进入低温提馏塔(53)中分离得到CO产品气(14)；同时从低温提馏塔(53)中采出液体物料(55)送入低温洗涤塔(51)中，进一步洗涤H2原料气(24)中的CO，低温洗涤塔(51)底部得到的CO物料再返回到低温提馏塔(53)中进一步分离，以提高CO分离冷箱(4)中的CO回收率。
在上述结构的CO分离冷箱(4)中，低温洗涤塔(51)的顶部H2原料气(24)、低温提馏塔(53)的底部CO产品气(14)以及顶部闪蒸汽(27)均通过板式换热器(50)回收冷量后，再进入原料冷却器(10)中回收冷量，最后再进入下游工序。
在上述结构的CO分离冷箱(4)中，来自于膜分离单元(8)的CO富集气(21)经过在板式换热器(50)中换热后其温度为-165～-192℃；进入低温洗涤塔(51)的汽液混合原料(54)的压力比H2原料气(24)的压力高0.2～0.5MPa，其温度比常规方法低5～12℃，为-165～-192℃。
在上述结构的CO分离冷箱(4)中，本发明采用将三股采出物料均送入板式换热器(50)中回收冷量的方式，优化了CO分离冷箱(4)的原料气(13)与下游的H2原料气(24)、塔顶闪蒸汽(27)和CO产品气(14)的换热，使原料气(13)经由管道进入下游的低温洗涤塔(51)时的终了温度，要比常规的方法低5～12℃，即-165～-192℃。在该温度下，H2原料气(24)中的CO含量可以降低35～45％，这对于下游的变压吸附制氢(6)具有重要的意义。因为，CO含量的降低，意味着变压吸附制氢(6)的工作负荷会相应降低35～45％。进而，也会使得其分子筛的再生周期变长、公用工程消耗降低、效率提高、使用寿命延长，最终达到其设备投资和运行成本都明显降低的目的，从而变压吸附制氢(6)的设备投资将会降低25～30％，运行费用降低32～43％。
上述进入低温洗涤塔(51)的汽液混合物料(54)的温度比常规方法低5～12℃的主要原因在于：低温甲醇洗净化单元(1)和CO分离冷箱(4)的有机整合，原料气(13)进入CO分离冷箱(4)时的起点温度就很低，达-38～-58℃；汽液混合物料(54)进入低温洗涤塔(51)时的压力也进行了优化，优化的依据为下游装置对H2原料气(24)的压力要求，一般要比要求的压力大出0.2～0.5MPa。
较佳的，上述工艺中，控制进入膜分离单元(8)中的常压解吸气(19)的压力为2～3MPa。本发明中，采用解吸气压缩机(7)对常压解吸气(19)进行增压以控制其压力。
本发明的上述工艺对常压解吸气(19)的处理方式与本领域内的常规作法不同。现有技术中的通常做法是将其直接送出界区，作为燃料气被燃烧掉。而本发明是将其送入到解吸气压缩机(7)，被压缩到2.0～3.0MPa以后，再进入下游的膜分离单元(8)，以回收其中的H2。本发明中，H2的最终回收率可以在99％以上，远远高于常规方法的91～93％。
较佳的，上述工艺中，控制CO富集气体(21)中CO的摩尔浓度为67～88％；控制返回变压吸附制氢单元(6)中的富H2渗透气(22)经过压缩增压后其压力比CO分离冷箱(4)分离得到的H2原料气(24)的压力高0.2～0.5MPa。本发明中，采用渗透气压缩机(9)对富H2渗透气(22)进行增压以控制其压力。
上述工艺中采用的膜分离工艺与一般的膜分离方式不同。本发明膜分离单元(8)中，CO只需要被富集到67～88％即可，而没有必要达到很高的纯度(如：97～98％)。这便大大降低了膜分离单元(8)的难度和设备投资。因为，膜分离的传质推动力主要是膜两侧H2的浓度差，伴随着CO富集气的纯度提高，其H2分压也越来越小，传质推动力也将会急剧降低。因此，本发明只是利用了膜分离过程实现粗分离成本最小的特点，而将CO富集气的最终提浓交给了下游的CO分离冷箱(4)，以实现各操作单元的优势互补。而在常规的方式下(将常压解吸气直接送出界区，作为燃料气被燃烧掉)，由于常压解吸气(19)中CO的浓度过低，即使解吸气要回收，也只能被汇入到低温甲醇洗部分的原料气中。这样，解吸气的工作压力，就必须要大于原料气的压力，高达4.0～6.0MPa，这就相应大大增加了解吸气压缩机(7)的设备投资和运行成本；同时，CO分离冷箱(4)的负荷也被增加了许多。
本发明中，所述的羰基合成原料气包括并不限于煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气以及黄磷尾气。
本发明所提供的上述工艺可用于煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气以及黄磷尾气中CO和H2的分离。
本发明还提供了一种与上述工艺配套的分离羰基合成原料气的集成系统，包括低温甲醇洗净化单元(1)、预吸附单元(3)、CO分离冷箱(4)、变压吸附制氢单元(6)和原料气冷却器(10)；其中，原料气冷却器(10)、低温甲醇洗净化单元(1)、预吸附单元(3)和CO分离冷箱(4)依次连接，CO分离冷箱(4)的H2原料气出口与变压吸附制氢单元(6)的入口连接；其特征在于：还包膜分离单元(8)，膜分离单元(8)的入口与变压吸附制氢单元(6)的解吸气出口连接，膜分离单元(8)的CO富集气出口与CO分离冷箱(4)的入口连接，膜分离单元(8)的富H2渗透气出口与变压吸附制氢单元(6)的入口连接。
较佳的，膜分离单元(8)的入口通过解吸气压缩机(7)与变压吸附制氢单元(6)的解吸气出口连接，膜分离单元(8)的富H2渗透气出口通过渗透气压缩机(9)与变压吸附制氢单元(6)的入口连接。
进一步，本发明的分离羰基合成原料气的集成系统中，在低温甲醇洗净化单元(1)和预吸附单元(3)之间设有精密过滤器(2)。
进一步，CO分离冷箱(4)的闪蒸汽出口与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接。本发明中，CO分离冷箱(4)中分离出的闪蒸汽没有采用通常的做法(即作为燃料气而被燃烧掉)，而是汇入到低温甲醇洗净化单元(1)的中压闪蒸汽中，以便进一步回收其中的H2和CO，以提高系统中H2和CO产品的收率。
较佳的，低温甲醇洗净化单元(1)的尾气排出口通过原料气冷却器(10)与外界相通。
较佳的，CO分离冷箱(4)的H2原料气出口通过原料气冷却器(10)与变压吸附制氢单元(6)的入口连接。
较佳的，CO分离冷箱(4)的CO产品气出口通过原料气冷却器(10)与外界相通。
较佳的，CO分离冷箱(4)的闪蒸汽出口通过原料气冷却器(10)与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接。
进一步，CO分离冷箱(4)包括板式换热器(50)、低温洗涤塔(51)、再沸器(52)和低温提馏塔(53)；其中，再沸器(52)的入口经板式换热器(50)与预吸附单元(3)的出口连接，再沸器(52)的出口与低温洗涤塔(51)的下部入口连接；低温洗涤塔(51)的底部出口与低温提馏塔(53)的上部入口连接，低温洗涤塔(51)的顶部设H2原料气出口；低温提馏塔(53)的上部液体物料出口与低温洗涤塔(51)的顶部入口连接，低温提馏塔(53)上部的另一入口经板式换热器(50)与膜分离单元(8)的CO富集气出口连接，低温提馏塔(53)的底部设CO物料出口，低温提馏塔(53)的顶部设闪蒸汽出口。
较佳的，上述CO分离冷箱(4)中，低温洗涤塔(51)的顶部H2原料气出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与变压吸附制氢单元(6)的入口连接；低温提馏塔(53)的底部CO产品气出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与外界相通；低温提馏塔(53)的顶部闪蒸汽出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接。
与现有技术相比，本发明通过低温甲醇洗净化、精密过滤、预吸附，CO冷箱分离，CO压缩、变压吸附制氢、解吸气压缩、膜分离、渗透气压缩、原料气冷却器等手段的同时使用，兼顾了多种不同分离技术的优点，使得集成工艺在不增加固定设备投资和运行费用的前提下，对羰基合成原料气中有效气H2和CO的浓缩能力和回收率都有了显著的提高。本发明中，H2的最终回收率可以在99％以上，远远高于常规方法的91～93％；CO的回收率可以在98.0～98.5％以上。此外，本发明的压缩机功耗只是完全采用变压吸附的35％；占地面积不到完全采用变压吸附的15％；总投资不到完全采用变压吸附的70％。本发明适用于煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气、黄磷尾气以及其它羰基合成原料气体中CO和H2的分离。本发明的推广和应用，必将会获得极大的社会和经济效益。
附图说明
附图1为本发明的集成工艺的流程示意图
附图2为本发明的CO分离冷箱流程示意图
附图3对比例1的流程示意图
附图4对比例2的流程示意图
具体实施方式
以下结合附图1和2对本发明进一步描述。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。此外应理解，在阅读了本发明讲授的内容之后，本领域技术人员可以根据本发明所公开的原理、实施方式，以及待分离的不同原料气体的性质、净化气的用途和本领域内的公知常识，确定其具体的工艺条件。下列实施例中未具体注明的工艺设备或装置均采用本领域内的常规设备或装置。
实施例1  分离羰基合成原料气的集成系统
如图1所示，本发明的分离羰基合成原料气的集成系统，包括低温甲醇洗净化单元1、精密过滤器2、预吸附单元3、CO分离冷箱4、变压吸附制氢单元6、膜分离单元8和原料气冷却器10；其中：
原料气冷却器10、低温甲醇洗净化单元1、精密过滤器2、预吸附单元3和CO分离冷箱4依次连接；低温甲醇洗净化单元1设有酸性气30(H2S、COS)排出管道和尾气31(CO2)排出管道，尾气31排出管道通过原料气冷却器10与外界相通。
CO分离冷箱4的H2原料气24出口通过原料气冷却器10与变压吸附制氢单元6的入口连接，CO分离冷箱4的闪蒸汽27出口通过原料气冷却器10与低温甲醇洗净化单元1的入口连接；CO分离冷箱4的CO产品气14出口通过原料气冷却器10与CO压缩机5连接后与外界相通。
膜分离单元8的入口通过解吸气压缩机7与变压吸附制氢单元6的解吸气出口连接，膜分离单元8的CO富集气21出口与CO分离冷箱4的入口连接，膜分离单元8的富H2渗透气22出口通过渗透气压缩机9与变压吸附制氢单元6的入口连接。
如图2所示，CO分离冷箱4包括板式换热器50、低温洗涤塔51、再沸器52和低温提馏塔53；其中，再沸器52的入口经板式换热器50与预吸附单元3的出口连接，再沸器52的出口与低温洗涤塔51的下部入口连接；低温洗涤塔51的底部出口与低温提馏塔53的上部入口连接，低温洗涤塔51的顶部设H2原料气24出口；低温提馏塔53的上部液体物料出口与低温洗涤塔51的上部入口连接，低温提馏塔53上部的另一入口经板式换热器50与膜分离单元8的CO富集气21出口连接，低温提馏塔53的底部设CO产品气14出口，低温提馏塔53的顶部设闪蒸汽27出口。
进一步，上述CO分离冷箱4中，低温洗涤塔51的顶部H2原料气出口、低温提馏塔53的底部CO产品气出口及顶部闪蒸汽出口均通过板式换热器50后与原料气冷却器10连接。
实施例2
采用实施例1中的集成系统对羰基合成原料气进行分离，工艺步骤如下：
原料气的25的温度为40℃，压力为5.3MPa，流量为101594.5Nm3/hr，与来自下游的尾气31、H2原料气24、塔顶闪蒸汽27和CO产品气14换热后，被冷却到-14～-28℃，再进入低温甲醇洗单元1，采用洁净的低温冷甲醇(温度为-45.0～-69.5℃)脱除进料混合气中的酸性气CO2(尾气)32和H2S、COS(酸性气)30等，进而得到主要成分为CO和H2的低温原料气。混合气进入精密过滤器2，过滤其中夹带的甲醇液滴等，以降低预吸附单元3的工作负荷。过滤后的混合气12进入预吸附单元3，将其中的微量甲醇和二氧化碳脱除，以免它们在冷箱4内冻结并引起低温设备和管道的堵塞。之后，低温混合气13(温度为-38～-58℃)进入CO分离冷箱4，利用CO与其它气体组分冷凝点的差别，使混合气在低温下，某一组份或几个组份冷凝液化，而其它组份仍保持气态，从而将CO分离出来。经过CO冷箱4后，混合气被分成H2原料气24、塔顶闪蒸汽27和CO产品气14，其中，CO产品气14的压力为0.8～1.1Mpa，H2原料气24的压力为2.8～7.8Mpa。在原料冷却器10中回收冷量后：塔顶闪蒸汽28汇入到低温甲醇洗单元1的中压闪蒸汽中(中压闪蒸汽的工作压力为0.8～2MPa，在这个压力下，闪蒸汽27可以与低温甲醇洗1的中压闪蒸汽汇合)，一道被压入到原料气26中，进一步回收其有效成分；CO产品气29经CO压缩机5增压后，由管道15送出界区；H2原料气16进入变压吸附制氢单元6，与CO等分离后，经由管道18送出界区。同时，来源于变压吸附制氢单元6的常压解吸气19，被送入到解吸气压缩机7增压至2～3MPa，并经由管道20进入到下游的膜分离单元8。在膜分离单元8中：解吸气20中的CO被初步富集到摩尔浓度为67～88％，经由管道21送入到下游的CO分离冷箱单元4，以回收其中的CO；同时，富H2的渗透气22，经渗透气压缩机9增压后，控制其压力较H2原料气24的压力高出0.2～0.5MPa，再汇入到变压吸附制氢单元6的原料气中，以回收其中的H2。
CO分离冷箱4中：来自于预吸附单元3脱除微量甲醇和CO2后的原料气13(温度为-38～-58℃)通过板式换热器50与来自下游的H2原料气24、塔顶闪蒸汽27和CO产品气14换热后，再进入再沸器52中形成汽液混合原料54，最后进入低温洗涤塔51中分离得到H2原料气24；此处，控制汽液混合原料54的压力比H2原料气(24)的压力高0.2～0.5MPa，最终使得其进入低温洗涤塔51时的温度为-165～-192℃。来源于膜分离单元8的CO富集气体21经换热器50与下游气体换热后，进入到低温提馏塔53的中部以上的位置，进一步回收其中的CO，以提高CO产品的收率；同时，从相同的位置，采出一股低温液体，送入到低温洗涤塔51的顶部，洗涤H2原料气中的CO；低温洗涤塔51底部得到的CO物料再返回到低温提馏塔53中进一步分离，以提高CO分离冷箱4中的CO回收率以进一步提高对CO的收率。此外，低温提馏塔53塔顶闪蒸汽27没有采用通常的做法(即作为燃料气而被燃烧掉)，而是汇入到低温甲醇洗净化单元1的中压闪蒸汽中，以便进一步回收其中的H2和CO，以提高系统中H2和CO产品的收率，其中CO的回收率可以在98.0～98.5％以上。
对比例1
对比例1采用如图3所示的现有组合工艺的流程示意图，是目前工业中最普遍采用的方法之一。
实施例2、对比例1和2的原料气，为由6.5MPa水煤浆气化所得到的煤制气，其组成数据(体积，干基)如下：
  CO   H2   CO2   N2   CH4   H2S   COS   AR
  Vol％   29.16   50.89   19.29   0.15   0.04   0.36   0.003   0.11
对比例1与实施例2的不同，首先在于低温甲醇洗部分1，来源于低温甲醇洗的产品气，先被其原料气在原料气冷却器10中加热到常温(图中未画出)，之后再进入CO冷箱4中；其次，CO冷箱4产生的塔顶闪蒸汽36和变压吸附制氢单元6的常压解吸气38，直接送出界区，作为燃料气而被燃烧掉；此外，低温甲醇洗净化部分1的产品气40未经精密过滤器2，直接进入到了预吸附单元3中。以及，实施例2优化了CO分离冷箱4内原料气的换热和闪蒸压力，使闪蒸后的气液相混合物，进入到下游低温洗涤塔51时的终了温度，要比对比例1的方法低5～12℃。此外，在实施例2中，来自于低温分离塔53的低温液体，对氢原料气中的CO进行了进一步的洗涤，以便进一步提高CO分离冷箱4对CO的回收率。
由此，对比例1相对于实施例2，增加了CO冷箱4原料气冷却的负荷，多出了从-38～-58℃到30℃(温度跨越达68～88℃)的区间，仅此一项将会导致设备投资增加200万以上；在实施例2中，通过精密过滤器2，预吸附单元3的工作负荷可以降低30％～35％，而投资只是预吸附单元3的10％，所以可以使预吸附单元3设备投资降低25％以上。同时，其运行费用，也将随着其工作负荷的降低而降低(也在30％以上)，这部分的设备投资节省也将会在200万元以上。
对比例1与实施例2中，CO冷箱4产生的塔顶闪蒸汽36、28如下所示：
对比例1与实施例2中，变压吸附制氢单元6产生的常压解吸气38、19如下所示：
Figure BSA00000143287400122
实施例2中，膜分离单元8所产生的富H2渗透气22的组成和体积流量如下所示：
  H2   N2   CO   AR   CH4   合计
  Vol％   82.57   0.0769   17.3408   69ppm   9ppm   100
  Nm3/hr   1563.98   1.4564   328.438   0.1317   0.0155   1894.02
实施例2中，为变压吸附制氢单元6产生的常压解吸气19增压(到2.0～3.0MPa)的压缩机7的功耗约为645KW；为膜分离单元8所产生的富H2渗透气22增压(到1.3～5.5MPa)的压缩机9的功耗约为315KW。其中，膜分离单元8和两个小压缩机7、9的总投资不会超过400万元。也就是说实施例2并没有增加固定设备的投资。
但是，相对于对比例1，实施例2将H2的回收率从78.27％提高到了99.0％，即增加了10719.2Nm3/hr的H2产量；将CO的回收率从85.34％提高到了98.2％，即增加了3759.3Nm3/hr的CO产量。如按每标方H2产品为0.75元，每标方CO产品为0.96元，每标方燃料气为0.25元，每度电0.5元计的保守估计，在扣除实施例2所增加的压缩机电耗及如作为燃料气的价值后，每年增加的产值都将会在3500万元以上(以年7200小时计)。
对比例2
对比例2采用如图4所示的现有组合工艺的流程示意图，是目前工业中最普遍采用的方法之一。
对比例2与实施例2和对比例1的不同，主要在于采用了变压吸附制取CO单元11，而没有使用CO冷箱4，而其余的部分则与对比例1是完全相同的。相对于CO冷箱4，变压吸附制取CO单元11中得到的CO为常压，而实施例中约为0.8～1.1MPa。如果下游要求的压力为3.6MPa，那么对比例2的CO压缩机5功耗将会至少增加3倍，即CO压缩机的投资也将会超过实施例2的2.0倍。同时，实施例2的CO冷箱4的占地面积仅为30～40m2左右，远远小于对比例2的变压吸附制取CO单元11的5000m2。此外，实施例2中，CO冷箱4的设备投资不到对比例2的变压吸附制取CO单元11的70％。
此外，实施例2中的CO冷箱4是一次性投资，而对比例2的变压吸附制取CO单元11的核心是吸附剂，是易耗品，更换代价昂贵。同时，变压吸附操作异常复杂，对控制以及阀门的要求极高，其众多价格昂贵的切换阀，也是特别容易损坏和消耗的部件。
对比例2中，变压吸附制取CO单元11的置换尾气45如下所示：
对比例2中，变压吸附制氢单元6产生的常压解吸气48如下所示：
Figure BSA00000143287400142
可见，实施例2在CO分离冷箱4和CO压缩机5的投资，不到对比例2的变压吸附制取CO单元11和CO压缩机5的投资总和的70％的前提下，相对于对比例2，实施例2将H2的回收率从89.27％提高到了99.0％，即增加了5083.4Nm3/hr的H2产量；将CO的回收率从82.30％提高到了98.2％，即增加了4796.2Nm3/hr的CO产量。同时，CO压缩机5的功耗由14360KW(变压吸附)变为4557KW(CO分离冷箱)，相差达9803KW。
如按每标方H2产品为0.75元，每标方CO产品为0.96元，每标方燃料气为0.25元，每度电0.5元计的保守估计，在考虑实施例2和对比例2的所有压缩机电耗及如作为燃料气的价值后，每年增加的产值都将会在5600万元以上(以年7200小时计)。
上述效果表明：采用本发明的技术方案达到了最初的设计目的，通过对低温甲醇洗净化、精密过滤、预吸附，CO冷箱，CO压缩、变压吸附制氢、解吸气压缩、膜分离、渗透气压缩、原料气冷却器单元的有机的整合，整个系统只有低温甲醇洗单元1的尾气32和酸性气30两个排放点，从而使得本发明在不增加设备投资和运行费用降低的前提下，装置对H2和CO的浓缩能力和回收率都有了显著的提高。
上述实施例仅用于阐述本发明的原理，并不用于限制本发明的保护范围。应该理解，本发明的保护范围不限于上述描述的结构及工艺，本领域的技术人员根据本发明所公开的原理及内容，还可以产生各种改动或修改，这些等价形式同样具有超越现有技术的优势效果，且均被本发明的保护范围所涵盖。

Claims (16)

1.一种分离羰基合成原料气的工艺，包括下列步骤：使羰基合成原料气依次经低温甲醇洗涤和分子筛吸附处理后，进入CO分离冷箱(4)中分离得到CO产品气(14)和H2原料气(24)，H2原料气(24)进入变压吸附制氢单元(6)中分离得到H2产品(18)和常压解吸气(19)，常压解吸气(19)再进入膜分离单元(8)进一步分离得到CO富集气(21)和富H2渗透气(22)，CO富集气(21)返回CO分离冷箱(4)，富H2渗透气(22)返回变压吸附制氢单元(6)。
2.如权利要求1所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：在所述的低温甲醇洗涤之后并于所述的分子筛吸附处理之前增加精密过滤处理，过滤掉经低温甲醇洗后的原料气中夹带的甲醇。
3.如权利要求1所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：所述低温甲醇洗涤过程中产生的中压闪蒸汽的压力为0.8～2.0MPa，CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)与所述中压闪蒸汽汇合加压后，再与所述羰基合成原料气混合。
4.如权利要求1所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：所述羰基合成原料气先经原料冷却器(10)换热后再进行低温甲醇洗涤和分子筛吸附处理；所述低温甲醇洗涤过程中产生的尾气(31)、CO分离冷箱(4)中产生的闪蒸汽(27)、CO产品气(14)以及H2原料气(24)均通过原料冷却器(10)回收冷量后再进入下游工序。
5.如权利要求1所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：进入CO分离冷箱(4)中的原料气(13)的温度为-38～-58℃，CO产品气(14)的压力为0.3～1.5Mpa，H2原料气(24)的压力为2.8～7.8Mpa。
6.如权利要求1-5中任一所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：CO分离冷箱(4)包括板式换热器(50)、洗涤塔(51)、再沸器(52)和提馏塔(53)；将经所述分子筛吸附后的原料气(13)通过板式换热器(50)换热后，再进入再沸器(52)中形成汽液混合原料(54)，最后进入洗涤塔(51)中分离得到H2原料气(24)；将来自于膜分离单元(8)中的CO富集气(21)通过板式换热器(50)换热后，进入提馏塔(53)中分离得到CO产品气(14)；同时从提馏塔(53)中采出液体物料(55)送入洗涤塔(51)中，进一步洗涤H2原料气(24)中的CO，洗涤塔(51)底部得到的CO物料再返回到提馏塔(53)中进一步分离。
7.如权利要求6所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：H2原料气(24)、CO产品气(14)以及闪蒸汽(27)均通过板式换热器(50)回收冷量后，再进入原料冷却器(10)中回收冷量。
8.如权利要求6所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：来自于膜分离单元(8)的CO富集气(21)经过在板式换热器(50)中换热后其温度为-165～-192℃；控制进入洗涤塔(51)的汽液混合原料(54)的压力比H2原料气(24)的压力高0.2～0.5MPa，控制其温度为-165～-192℃。
9.如权利要求1-8中任一所述的分离羰基合成原料气的工艺，其特征在于：在膜分离单元(8)中，控制进入膜分离单元(8)中的常压解吸气(19)的压力为2～3Mpa；控制CO富集气体(21)中CO的摩尔浓度为67～88％；采用渗透气压缩机(9)控制返回变压吸附制氢单元(6)中的富H2渗透气(22)的压力比CO分离冷箱(4)分离得到的H2原料气(24)的压力高0.2～0.5MPa。
10.一种分离羰基合成原料气的集成系统，包括低温甲醇洗净化单元(1)、预吸附单元(3)、CO分离冷箱(4)、变压吸附制氢单元(6)和原料气冷却器(10)；其中，原料气冷却器(10)、低温甲醇洗净化单元(1)、预吸附单元(3)和CO分离冷箱(4)依次连接，CO分离冷箱(4)的H2原料气出口与变压吸附制氢单元(6)的入口连接；其特征在于：还包括膜分离单元(8)，膜分离单元(8)的入口与变压吸附制氢单元(6)的解吸气出口连接，膜分离单元(8)的CO富集气出口与CO分离冷箱(4)的入口连接，膜分离单元(8)的富H2渗透气出口与变压吸附制氢单元(6)的入口连接。
11.如权利要求10所述的集成系统，其特征在于：低温甲醇洗净化单元(1)和预吸附单元(3)之间设有精密过滤器(2)。
12.如权利要求10所述的集成系统，其特征在于：CO分离冷箱(4)的闪蒸汽出口与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接。
13.如权利要求10所述的集成系统，其特征在于：CO分离冷箱(4)的闪蒸汽出口通过原料气冷却器(10)与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接；低温甲醇洗净化单元(1)的尾气排出口通过原料气冷却器(10)与外界相通；CO分离冷箱(4)的H2原料气出口通过原料气冷却器(10)与变压吸附制氢单元(6)的入口连接；CO分离冷箱(4)的CO产品气出口通过原料气冷却器(10)与外界相通。
14.如权利要求10-13中任一所述的集成系统，其特征在于：CO分离冷箱(4)包括板式换热器(50)、洗涤塔(51)、再沸器(52)和提馏塔(53)；其中，再沸器(52)的入口经板式换热器(50)与预吸附单元(3)的出口连接，再沸器(52)的出口与洗涤塔(51)的下部入口连接；洗涤塔(51)的底部出口与提馏塔(53)的上部入口连接，洗涤塔(51)的顶部设H2原料气出口；提馏塔(53)的上部液体物料出口与洗涤塔(51)的上部入口连接，提馏塔(53)上部的另一入口经板式换热器(50)与膜分离单元(8)的CO富集气出口连接，提馏塔(53)的底部设CO产品气出口，提馏塔(53)的顶部设闪蒸汽出口。
15.如权利要求14所述的集成系统，其特征在于：上述CO分离冷箱(4)中，洗涤塔(51)的顶部H2原料气出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与变压吸附制氢单元(6)的入口连接；提馏塔(53)的底部CO产品气出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与外界相通；提馏塔(53)的顶部闪蒸汽出口依次通过板式换热器(50)和原料气冷却器(10)与低温甲醇洗净化单元(1)的入口连接。
16.如权利要求10-15中任一所述的集成系统用于煤制气、天然气、轻油、裂解气、焦炉气、电石尾气以及黄磷尾气中CO和H2的分离。
CN201010200582XA 2010-04-28 2010-06-03 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统 Active CN101874962B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201010200582XA CN101874962B (zh) 2010-04-28 2010-06-03 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201010163464.6 2010-04-28
CN201010163464 2010-04-28
CN201010200582XA CN101874962B (zh) 2010-04-28 2010-06-03 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN101874962A true CN101874962A (zh) 2010-11-03
CN101874962B CN101874962B (zh) 2012-08-22

Family

ID=43017705

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201010200582XA Active CN101874962B (zh) 2010-04-28 2010-06-03 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN101874962B (zh)

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104803355A (zh) * 2014-01-27 2015-07-29 上海华林工业气体有限公司 一种缩短HyCO分离装置开车时间的装置及方法
CN107381504A (zh) * 2017-08-30 2017-11-24 浙江大学 一种合成气制备高纯度氢气装置及方法
CN108910824A (zh) * 2018-09-17 2018-11-30 重庆金苏化工有限公司 一种高纯氢气提纯系统及提纯方法
CN115232647A (zh) * 2022-08-26 2022-10-25 昆明理工大学 分离黄磷与合成气并实现co2和h2s净化的系统

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1042312A (zh) * 1987-10-22 1990-05-23 联合碳化公司 变压吸附/膜分离联合工艺
JPH03242302A (ja) * 1990-02-20 1991-10-29 Mitsubishi Kakoki Kaisha Ltd 水素及び一酸化炭素の製造方法
US5989501A (en) * 1995-10-26 1999-11-23 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Plant for the production of hydrogen and of energy
CN1646421A (zh) * 2002-04-15 2005-07-27 液体空气乔治洛德方法利用和研究的具有监督和管理委员会的有限公司 用于分离氢气和一氧化碳的混合物的方法和装置
CN101111453A (zh) * 2005-02-01 2008-01-23 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 制备具有低二氧化碳排放的合成气的方法
CN201735305U (zh) * 2010-04-28 2011-02-09 上海戊正工程技术有限公司 一种分离羰基合成原料气的集成系统

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1042312A (zh) * 1987-10-22 1990-05-23 联合碳化公司 变压吸附/膜分离联合工艺
JPH03242302A (ja) * 1990-02-20 1991-10-29 Mitsubishi Kakoki Kaisha Ltd 水素及び一酸化炭素の製造方法
US5989501A (en) * 1995-10-26 1999-11-23 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Plant for the production of hydrogen and of energy
CN1646421A (zh) * 2002-04-15 2005-07-27 液体空气乔治洛德方法利用和研究的具有监督和管理委员会的有限公司 用于分离氢气和一氧化碳的混合物的方法和装置
CN101111453A (zh) * 2005-02-01 2008-01-23 乔治洛德方法研究和开发液化空气有限公司 制备具有低二氧化碳排放的合成气的方法
CN201735305U (zh) * 2010-04-28 2011-02-09 上海戊正工程技术有限公司 一种分离羰基合成原料气的集成系统

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104803355A (zh) * 2014-01-27 2015-07-29 上海华林工业气体有限公司 一种缩短HyCO分离装置开车时间的装置及方法
CN104803355B (zh) * 2014-01-27 2016-09-28 上海华林工业气体有限公司 一种缩短HyCO分离装置开车时间的装置及方法
CN107381504A (zh) * 2017-08-30 2017-11-24 浙江大学 一种合成气制备高纯度氢气装置及方法
CN108910824A (zh) * 2018-09-17 2018-11-30 重庆金苏化工有限公司 一种高纯氢气提纯系统及提纯方法
CN108910824B (zh) * 2018-09-17 2023-08-04 重庆金苏化工有限公司 一种高纯氢气提纯系统及提纯方法
CN115232647A (zh) * 2022-08-26 2022-10-25 昆明理工大学 分离黄磷与合成气并实现co2和h2s净化的系统

Also Published As

Publication number Publication date
CN101874962B (zh) 2012-08-22

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103275777B (zh) 一种干馏炉荒煤气制备氢气及液化天然气的方法
CN101648698B (zh) 一种高纯度氢气制备工艺
CN102250658A (zh) 焦炉煤气和高炉煤气原料转化制液化天然气的方法
CN102538398B (zh) 一种含氮氧煤矿瓦斯提纯分离液化工艺及提纯分离液化系统
CN102079999B (zh) 一种以焦炉煤气为原料生产液化天然气和合成气的方法
CN103373716B (zh) 一种单晶硅制备工艺中排放氩气的净化回收方法与装置
CN101280235A (zh) 一种以焦炉煤气为原料生产液化天然气的方法
CN107512702A (zh) 焦炉煤气制氢工艺
CN104119975A (zh) 焦化厂联产甲醇和液化天然气的方法
CN101691320B (zh) 从填埋气中提纯回收甲烷和二氧化碳的装置
CN102491269A (zh) 一种从焦炉煤气中提取氢气的方法
CN103254932B (zh) 提取轻石脑油中c4～c6正构烷烃联产异戊烷和异构己烷工艺
CN109294645A (zh) 一种利用焦炉煤气合成甲醇联产lng、富h2的装置和方法
CN101555415B (zh) 从含油混合气中回收油品的方法及设备
CN101874962B (zh) 一种分离羰基合成原料气的工艺及配套系统
RU2714807C1 (ru) Установка подготовки газа к транспорту
CN102502634B (zh) 高浓度二氧化碳排放气制备食品级co2的工艺方法
CN201735305U (zh) 一种分离羰基合成原料气的集成系统
CN110228792B (zh) 一种合成气深度脱碳工艺
CN104194852A (zh) 低压天然气高收率轻烃回收方法
CN101475430B (zh) 从富乙烯混合气中提纯乙烯的方法
CN103073378B (zh) 低温甲醇洗烷烃脱氢组合系统及其与烯烃分离系统的耦合系统
CN109456139B (zh) 甲烷制乙烯反应产物的油吸收分离方法
CN217498681U (zh) 基于技术融合的天然气液化过程氢能回收提纯装置
CN111004079A (zh) 一种甲烷氧化偶联制乙烯反应气体的分离方法及装置

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
PP01 Preservation of patent right

Effective date of registration: 20211109

Granted publication date: 20120822

PP01 Preservation of patent right