CN106477577A - 一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法；包括原料液储罐，原料液储罐通过第一节流阀组和蒸发器与第一原料气进口相连，第一精馏塔顶部气相出口通过第二换热器的第一原料气进口、第二换热器的第一原料气出口、热泵和第三换热器的管程与第一三通相连，第一三通的第二端通过第二换热器的第三原料气进口和第二换热器的第三原料气出口与第二再沸器进口相连，第二再沸器出口与第二精馏塔的第一原料气进口相连，第二精馏塔的底部液相出口通过第四换热器的产品进口和第四换热器的产品出口与产品储罐；具有工艺流程简单、操作简便，运行稳定和综合能耗低的制备液相二氧化碳纯度不低于99.99999％的优点。

Description

一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法

技术领域

本发明属于生产超高纯二氧化碳技术领域，具体涉及一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法。

背景技术

二氧化碳既是一种来源广泛、廉价易得的基本化工原料，又是可回收利用的环保型产品，对实现低碳减排具有良好的经济效益和环境保护的重大意义。作为一种宝贵的可利用资源，已经广泛应用于食品工业、机械加工、石油开采、化学工业等领域中。尤其是食品二氧化碳用于生产碳酸饮料、啤酒，特别是高纯二氧化碳跟高纯氦气和高纯氮气一起用于激光切割机的激光气体，高纯二氧化碳用于胚胎等细胞培养、医药的临界萃取。但遗憾的是，回收二氧化碳的措施不力，每年回收再利用的二氧化碳很少，尤其是高纯液体二氧化碳生产方法和装置。目前工业上分离二氧化碳的方法有变压吸附法、低温蒸馏法、膜分离法和溶液吸收法。这些方法在具体使用中各有优缺点，低温分离法由于设备庞大，能耗较高分离效果差，因而成本较高，一般很少使用；膜分离法有装置简单、寿命长、操作方便、技术先进、效率高、能耗低、经济合理等优点但是膜分离法的缺点是很难得到高纯度的二氧化碳，为了得到高纯度的二氧化碳必须与溶液吸收法结合起来。前者用于粗分离后者做精分离，但是其工艺极其复杂；变压吸附法能耗低、适应性强但是也存在缺点就是很难得到高纯度的二氧化碳，而且工艺流程复杂。

发明内容

本发明的目的在于克服现有技术中的不足而提供一种采用热泵精馏、多效精馏、工艺流程简单、操作简便，运行稳定和综合能耗低的制备液相二氧化碳纯度不低于99.99999％的一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法。

本发明的目的是这样实现的：包括原料液储罐，原料液储罐通过第一节流阀组和蒸发器与第一精馏塔的第一原料气进口相连，第一精馏塔顶部的气相出口依次通过第二换热器的第一原料气进口、第二换热器的第一原料气出口、热泵和第三换热器的管程与第一三通相连，第一三通的第二端通过第二换热器的第三原料气进口和第二换热器的第三原料气出口与第二精馏塔底部的第二再沸器进口相连，第二再沸器出口通过第四节流阀组与第二精馏塔的第一原料气进口相连，第二精馏塔的底部液相出口通过第四换热器的产品进口和第四换热器的产品出口与产品储罐；第一精馏塔底部的液相出口通过第三节流阀组与第四换热器的尾气进口和第四换热器的尾气出口与放空管道相连，第一三通的第三端依次通过第二换热器的第二原料气进口、第二换热器的第二原料气出口、第一精馏塔内底部的第一再沸器和第二节流阀组与第一精馏塔的第二原料气进口相连；第二精馏塔顶部的气相出口通过设在蒸发器内底部的第一换热器与气液分离器相连，气液分离器的液相出口与第二精馏塔的第二原料进口相连，气液分离器的气相出口通过管道与放空管道相连；第三换热器的壳程上设有上水口和回水口，所述上水口与循环上水管道相连，回水口与循环回水管道相连。

优选地，所述第一精馏塔的第一原料气进口设在第一精馏塔的中部；第一精馏塔的第二原料气进口设在第一精馏塔的上部。

优选地，所述第二精馏塔的第一原料气进口和第二精馏塔的第二原料进口分别设在第二精馏塔的上部。

一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：原料液储罐中的工业级二氧化碳通过第一节流阀组、蒸发器和第一精馏塔的第一原料气进口进入第一精馏塔内；所述的工业级二氧化碳的主要组成成份为：二氧化碳、氢气、氮气、甲烷、氧气、一氧化碳、二氧化硫、苯、甲醇、乙醇、水、氧硫化碳和乙烷；工业级二氧化碳温度为：-22℃；气相分率为0，二氧化碳的摩尔分数为99.8％；经第一节流阀后工业级二氧化碳的温度为：-28℃；第一精馏塔的第一原料气进口工业级二氧化碳的温度为：-28℃，气相分率为1；

步骤二：使步骤一中所述进入第一精馏塔内的工业级二氧化碳进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔的顶部气相出口、第二换热器的第一原料气进口、第二换热器的第一原料气出口、热泵和第三换热器的管程进入到第一三通内；所述的第三换热器的壳程内的循环水与第三换热器的管程内的原料气进行换热降温，循环上水管道中的25℃的循环水通过第三换热器壳程上水口进入第三换热器壳程中，换热后的循环水温度为：33℃，换热后的循环水通过第三换热器壳程回水口进入到循环回水管道中；所述第一精馏塔的顶部气相出口的原料气温度为：-20℃，二氧化碳的摩尔分数为99.81％；

步骤三：步骤二中所述的进入第一三通内原料气中的一部分原料气通过第二换热器的第三原料气进口、第二换热器的第三原料气出口、第二再沸器、第四节流阀组和第二精馏塔的第一原料气进口进入到第二精馏塔内；所述的一部分原料气进入第二再沸器后的温度为：-24℃，其状态由气相变为液相，液相原料通过第四节流阀组节流后进入第二精馏塔中；

步骤四：使步骤三中所述的进入第二精馏塔中的液相原料进行精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第二精馏塔的底部液相出口、第四换热器的产品进口和第四换热器的产品出口进入到产品储罐内；所述的第二精馏塔的底部液相出口的液相产品的温度为：-19℃，第四换热器的产品出口的液相产品的温度为：-24℃，气相分率0；产品纯度达到99.99999％；

步骤五：步骤二中所述的工业级二氧化碳通过第一精馏塔精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第一精馏塔的底部液相出口、第三节流阀、第四换热器的尾气进口和第四换热器的尾气出口进入到放空管道中放空；第一精馏塔的底部液相出口废液温度为：-28℃；第四换热器的尾气出口的废液温度为：-20℃；

步骤六：步骤二中所述的进入第一三通内原料气中的另一部分原料气通过第二换热器的第二原料气进口、第二换热器的第二原料气出口、第一再沸器、第二节流阀组和第一精馏塔的第二原料气进口进入第一精馏塔内；所述的第二换热器的第二原料气出口的原料气温度为：-15℃；

步骤七：步骤四中所述的液相原料进入第二精馏塔中进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第二精馏塔的顶部气相出口和第一换热器进入气液分离器内进行气液分离，气液分离后的尾气通过气液分离器的气相出口进入放空管道内放空；气液分离后的液相通过气液分离器的液相出口和第二精馏塔的第二原料进口进入第二精馏塔内；所述气液分离器的顶部气相出口中尾气的温度为：-24℃，二氧化碳摩尔分数87％；气液分离器的底部液相出口的液相温度为：-24℃。

本发明以原料二氧化碳自身为制冷剂，通过热泵技术为系统提供热量和冷量，通过精馏塔塔顶蒸汽加压升温，使其作为塔底再沸器的热源，回收塔顶蒸汽的冷凝潜热；本发明克服传统观念将制冷剂由传统工艺中的液氨制冷改为通过塔底再沸器冷凝下来的液态二氧化碳制冷，这种结构提高了精馏过程的可逆程度，极大地提高了能量的利用效率，在大幅度简化制冷流程的同时也提高了其生产中的安全系数，相比较传统工艺有着革命性的进步；具有工艺流程简单、操作简便，运行稳定和综合能耗低的制备液相二氧化碳纯度不低于99.99999％的优点。

附图说明

图1为本发明的结构示意图。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和效果有更加清楚的理解，现对照附图说明本发明的具体实施方式，在各图中相同的标号表示相同的部件。为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。

如图1所示，本发明包括原料液储罐1，原料液储罐1通过第一节流阀组2和蒸发器3与第一精馏塔4的第一原料气进口22相连，第一精馏塔4顶部的气相出口26依次通过第二换热器5的第一原料气进口29、第二换热器5的第一原料气出口32、热泵6和第三换热器7的管程与第一三通19相连，第一三通19的第二端通过第二换热器5的第三原料气进口27和第二换热器5的第三原料气出口31与第二精馏塔13底部的第二再沸器12进口相连，第二再沸器12出口通过第四节流阀组14与第二精馏塔13的第一原料气进口40相连，第二精馏塔13的底部液相出口41通过第四换热器11的产品进口18和第四换热器11的产品出口25与产品储罐17；第一精馏塔4底部的液相出口24通过第三节流阀组10与第四换热器11的尾气进口23和第四换热器11的尾气出口33与放空管道20相连，第一三通19的第三端依次通过第二换热器5的第二原料气进口28、第二换热器5的第二原料气出口30、第一精馏塔4内底部的第一再沸器8和第二节流阀组9与第一精馏塔4的第二原料气进口21相连；第二精馏塔13顶部的气相出口39通过设在蒸发器3内底部的第一换热器16与气液分离器15相连，气液分离器15的液相出口34与第二精馏塔13的第二原料进口37相连，气液分离器15的气相出口35通过管道与放空管道20相连；第三换热器7的壳程上设有上水口和回水口，所述上水口与循环上水管道38相连，回水口与循环回水管道36相连。

优选地，所述第一精馏塔4的第一原料气进口22设在第一精馏塔4的中部；第一精馏塔4的第二原料气进口21设在第一精馏塔4的上部。

优选地，所述第二精馏塔13的第一原料气进口40和第二精馏塔13的第二原料进口37分别设在第二精馏塔13的上部。

一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：原料液储罐1中的工业级二氧化碳通过第一节流阀组2、蒸发器3和第一精馏塔4的第一原料气进口22进入第一精馏塔4内；所述的工业级二氧化碳的主要组成成份为：二氧化碳、氢气、氮气、甲烷、氧气、一氧化碳、二氧化硫、苯、甲醇、乙醇、水、氧硫化碳和乙烷；工业级二氧化碳温度为：-22℃；气相分率为0，二氧化碳的摩尔分数为99.8％；经第一节流阀2后工业级二氧化碳的温度为：-28℃；第一精馏塔4的第一原料气进口22工业级二氧化碳的温度为：-28℃，气相分率为1；

步骤二：使步骤一中所述进入第一精馏塔4内的工业级二氧化碳进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔4的顶部气相出口26、第二换热器5的第一原料气进口29、第二换热器5的第一原料气出口32、热泵6和第三换热器7的管程进入到第一三通19内；所述的第三换热器7的壳程内的循环水与第三换热器7的管程内的原料气进行换热降温，循环上水管道38中的25℃的循环水通过第三换热器7壳程上水口进入第三换热器7壳程中，换热后的循环水温度为：33℃，换热后的循环水通过第三换热器7壳程回水口进入到循环回水管道36中；所述第一精馏塔4的顶部气相出口26的原料气温度为：-20℃，二氧化碳的摩尔分数为99.81％；

步骤三：步骤二中所述的进入第一三通19内原料气中的一部分原料气通过第二换热器5的第三原料气进口27、第二换热器5的第三原料气出口31、第二再沸器12、第四节流阀组14和第二精馏塔13的第一原料气进口40进入到第二精馏塔13内；所述的一部分原料气进入第二再沸器12后的温度为：-24℃，其状态由气相变为液相，液相原料通过第四节流阀组14节流后进入第二精馏塔13中；

步骤四：使步骤三中所述的进入第二精馏塔13中的液相原料进行精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第二精馏塔13的底部液相出口41、第四换热器11的产品进口18和第四换热器11的产品出口25进入到产品储罐17内；所述的第二精馏塔13的底部液相出口41的液相产品的温度为：-19℃，第四换热器11的产品出口25的液相产品的温度为：-24℃，气相分率0；产品纯度达到99.99999％；

步骤五：步骤二中所述的工业级二氧化碳通过第一精馏塔4精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第一精馏塔4的底部液相出口24、第三节流阀10、第四换热器11的尾气进口23和第四换热器11的尾气出口33进入到放空管道20中放空；第一精馏塔4的底部液相出口24废液温度为：-28℃；第四换热器11的尾气出口33的废液温度为：-20℃；

步骤六：步骤二中所述的进入第一三通19内原料气中的另一部分原料气通过第二换热器5的第二原料气进口28、第二换热器5的第二原料气出口30、第一再沸器8、第二节流阀组9和第一精馏塔4的第二原料气进口21进入第一精馏塔4内；所述的第二换热器5的第二原料气出口30的原料气温度为：-15℃；

步骤七：步骤四中所述的液相原料进入第二精馏塔13中进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第二精馏塔13的顶部气相出口39和第一换热器16进入气液分离器15内进行气液分离，气液分离后的尾气通过气液分离器15的气相出口35进入放空管道20内放空；气液分离后的液相通过气液分离器15的液相出口34和第二精馏塔13的第二原料进口37进入第二精馏塔13内；所述气液分离器15的顶部气相出口35中尾气的温度为：-24℃，二氧化碳摩尔分数87％；气液分离器15的底部液相出口34的液相温度为：-24℃。

本发明为一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置及生产方法，其中超高纯二氧化碳在国内没有相关定义，但是在国际较高标准中说明，产品纯度达到99.99999％的二氧化碳被称为超高纯二氧化碳，本发明中的超高纯二氧化碳名称来源于此，其具体参考的文献为：《中国工业气体大全》第三册，中国气体工业协会编，大连理工大学出版社出版，第2575页表II.2.10-30国外气体公司高纯二氧化碳质量技术指标。本发明用原料液自身的冷量作为制冷剂用于冷凝提纯塔塔顶的不凝气以及热泵精馏技术提高了系统能量的利用效率，克服了低温分离法的能耗较高的缺点，用双塔精馏技术克服了膜分离法和溶液吸收法的工艺流程复杂和纯度低的缺点。而且本发明工艺流程比变压吸附法流程简单、自动化程度高、能量的利用效率高。一般高纯二氧化碳产品要求：二氧化碳纯度≥99.99％，总硫≤0.2×10^-6，甲醇≤0.1×10^-6，而本发明生产的二氧化碳纯度高达99.99999％，质量完全满足国家食品级二氧化碳标准以及国家高纯二氧化碳标准的要求，填补国内高纯二氧化碳生产空白，具有很好的经济效益和社会效益；另外，本发明精馏系统采用热泵精馏技术，巧妙地将塔顶排出的热量用于再沸器，不需要外加热源，降低了能耗，克服传统观念将制冷剂由传统工艺中的液氨制冷改为通过塔底再沸器冷凝下来的液态二氧化碳制冷，这种结构提高了精馏过程的可逆程度，极大地提高了能量的利用效率，在大幅度简化制冷流程的同时也提高了其生产中的安全系数，相比较传统工艺有着革命性的进步；本发明的工艺方法中在液化过程中采用双塔精馏没有额外多加的操作单元，与吸附精馏法相比其生产设备投资成本低、能耗低、产品利润空间大。用原料液自身的冷量作为制冷剂用量用于冷凝提纯塔塔顶的不凝气极大地提高了能量的利用率，降低了系统本身的能量损耗。本发明具有工艺流程简单、操作简便、运行稳定、能量利用效率高的特点，原料液中二氧化碳回收率达到了惊人的93.33％。

为了更加详细的解释本发明，现结合实施例对本发明做进一步阐述。具体实施例如下：

实施例一

一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置，包括原料液储罐1，原料液储罐1通过第一节流阀组2和蒸发器3与第一精馏塔4的第一原料气进口22相连，第一精馏塔4顶部的气相出口26依次通过第二换热器5的第一原料气进口29、第二换热器5的第一原料气出口32、热泵6和第三换热器7的管程与第一三通19相连，第一三通19的第二端通过第二换热器5的第三原料气进口27和第二换热器5的第三原料气出口31与第二精馏塔13底部的第二再沸器12进口相连，第二再沸器12出口通过第四节流阀组14与第二精馏塔13的第一原料气进口40相连，第二精馏塔13的底部液相出口41通过第四换热器11的产品进口18和第四换热器11的产品出口25与产品储罐17；第一精馏塔4底部的液相出口24通过第三节流阀组10与第四换热器11的尾气进口23和第四换热器11的尾气出口33与放空管道20相连，第一三通19的第三端依次通过第二换热器5的第二原料气进口28、第二换热器5的第二原料气出口30、第一精馏塔4内底部的第一再沸器8和第二节流阀组9与第一精馏塔4的第二原料气进口21相连；第二精馏塔13顶部的气相出口39通过设在蒸发器3内底部的第一换热器16与气液分离器15相连，气液分离器15的液相出口34与第二精馏塔13的第二原料进口37相连，气液分离器15的气相出口35通过管道与放空管道20相连；第三换热器7的壳程上设有上水口和回水口，所述上水口与循环上水管道38相连，回水口与循环回水管道36相连。所述第一精馏塔4的第一原料气进口22设在第一精馏塔4的中部；第一精馏塔4的第二原料气进口21设在第一精馏塔4的上部。所述第二精馏塔13的第一原料气进口40和第二精馏塔13的第二原料进口37分别设在第二精馏塔13的上部。

一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置的生产方法，包括如下步骤：

步骤一：原料液储罐1中的工业级二氧化碳通过第一节流阀组2、蒸发器3和第一精馏塔4的第一原料气进口22进入第一精馏塔4内；所述的工业级二氧化碳的主要组成成份为：二氧化碳、氢气、氮气、甲烷、氧气、一氧化碳、二氧化硫、苯、甲醇、乙醇、水、氧硫化碳和乙烷；工业级二氧化碳温度为：-22℃；气相分率为0，二氧化碳的摩尔分数为99.8％；经第一节流阀2后工业级二氧化碳的温度为：-28℃；第一精馏塔4的第一原料气进口22工业级二氧化碳的温度为：-28℃，气相分率为1；

步骤二：使步骤一中所述进入第一精馏塔4内的工业级二氧化碳进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔4的顶部气相出口26、第二换热器5的第一原料气进口29、第二换热器5的第一原料气出口32、热泵6和第三换热器7的管程进入到第一三通19内；所述的第三换热器7的壳程内的循环水与第三换热器7的管程内的原料气进行换热降温，循环上水管道38中的25℃的循环水通过第三换热器7壳程上水口进入第三换热器7壳程中，换热后的循环水温度为：33℃，换热后的循环水通过第三换热器7壳程回水口进入到循环回水管道36中；所述第一精馏塔4的顶部气相出口26的原料气温度为：-20℃，二氧化碳的摩尔分数为99.81％；

步骤三：步骤二中所述的进入第一三通19内原料气中的一部分原料气通过第二换热器5的第三原料气进口27、第二换热器5的第三原料气出口31、第二再沸器12、第四节流阀组14和第二精馏塔13的第一原料气进口40进入到第二精馏塔13内；所述的一部分原料气进入第二再沸器12后的温度为：-24℃，其状态由气相变为液相，液相原料通过第四节流阀组14节流后进入第二精馏塔13中；

步骤四：使步骤三中所述的进入第二精馏塔13中的液相原料进行精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第二精馏塔13的底部液相出口41、第四换热器11的产品进口18和第四换热器11的产品出口25进入到产品储罐17内；所述的第二精馏塔13的底部液相出口41的液相产品的温度为：-19℃，第四换热器11的产品出口25的液相产品的温度为：-24℃，气相分率0；产品纯度达到99.99999％；

步骤五：步骤二中所述的工业级二氧化碳通过第一精馏塔4精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第一精馏塔4的底部液相出口24、第三节流阀10、第四换热器11的尾气进口23和第四换热器11的尾气出口33进入到放空管道20中放空；第一精馏塔4的底部液相出口24废液温度为：-28℃；第四换热器11的尾气出口33的废液温度为：-20℃；

步骤六：步骤二中所述的进入第一三通19内原料气中的另一部分原料气通过第二换热器5的第二原料气进口28、第二换热器5的第二原料气出口30、第一再沸器8、第二节流阀组9和第一精馏塔4的第二原料气进口21进入第一精馏塔4内；所述的第二换热器5的第二原料气出口30的原料气温度为：-15℃；

步骤七：步骤四中所述的液相原料进入第二精馏塔13中进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第二精馏塔13的顶部气相出口39和第一换热器16进入气液分离器15内进行气液分离，气液分离后的尾气通过气液分离器15的气相出口35进入放空管道20内放空；气液分离后的液相通过气液分离器15的液相出口34和第二精馏塔13的第二原料进口37进入第二精馏塔13内；所述气液分离器15的顶部气相出口35中尾气的温度为：-24℃，二氧化碳摩尔分数87％；气液分离器15的底部液相出口34的液相温度为：-24℃。

上文所列出的一系列的详细说明仅仅是针对本发明的可行性实施方式的具体说明，它们并非用以限制本发明的保护范围，凡未脱离本发明技艺精神所作的等效实施方式或变更均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (4)

1.一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置，其特征在于：包括原料液储罐(1)，原料液储罐(1)通过第一节流阀组(2)和蒸发器(3)与第一精馏塔(4)的第一原料气进口(22)相连，第一精馏塔(4)顶部的气相出口(26)依次通过第二换热器(5)的第一原料气进口(29)、第二换热器(5)的第一原料气出口(32)、热泵(6)和第三换热器(7)的管程与第一三通(19)相连，第一三通(19)的第二端通过第二换热器(5)的第三原料气进口(27)和第二换热器(5)的第三原料气出口(31)与第二精馏塔(13)底部的第二再沸器(12)进口相连，第二再沸器(12)出口通过第四节流阀组(14)与第二精馏塔(13)的第一原料气进口(40)相连，第二精馏塔(13)的底部液相出口(41)通过第四换热器(11)的产品进口(18)和第四换热器(11)的产品出口(25)与产品储罐(17)；第一精馏塔(4)底部的液相出口(24)通过第三节流阀组(10)与第四换热器(11)的尾气进口(23)和第四换热器(11)的尾气出口(33)与放空管道(20)相连，第一三通(19)的第三端依次通过第二换热器(5)的第二原料气进口(28)、第二换热器(5)的第二原料气出口(30)、第一精馏塔(4)内底部的第一再沸器(8)和第二节流阀组(9)与第一精馏塔(4)的第二原料气进口(21)相连；第二精馏塔(13)顶部的气相出口(39)通过设在蒸发器(3)内底部的第一换热器(16)与气液分离器(15)相连，气液分离器(15)的液相出口(34)与第二精馏塔(13)的第二原料进口(37)相连，气液分离器(15)的气相出口(35)通过管道与放空管道(20)相连；第三换热器(7)的壳程上设有上水口和回水口，所述上水口与循环上水管道(38)相连，回水口与循环回水管道(36)相连。

2.根据权利要求1所述的一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置，其特征在于：所述第一精馏塔(4)的第一原料气进口(22)设在第一精馏塔(4)的中部；第一精馏塔(4)的第二原料气进口(21)设在第一精馏塔(4)的上部。

3.根据权利要求1所述的一种热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置，其特征在于：所述第二精馏塔(13)的第一原料气进口(40)和第二精馏塔(13)的第二原料进口(37)分别设在第二精馏塔(13)的上部。

4.一种根据权利要求1所述的热泵精馏生产超高纯二氧化碳的装置的生产方法，其特征在于：包括如下步骤：

步骤一：原料液储罐(1)中的工业级二氧化碳通过第一节流阀组(2)、蒸发器(3)和第一精馏塔(4)的第一原料气进口(22)进入第一精馏塔(4)内；所述的工业级二氧化碳的主要组成成份为：二氧化碳、氢气、氮气、甲烷、氧气、一氧化碳、二氧化硫、苯、甲醇、乙醇、水、氧硫化碳和乙烷；工业级二氧化碳温度为：-22℃；气相分率为0，二氧化碳的摩尔分数为99.8％；经第一节流阀(2)后工业级二氧化碳的温度为：-28℃；第一精馏塔(4)的第一原料气进口(22)工业级二氧化碳的温度为：-28℃，气相分率为1；

步骤二：使步骤一中所述进入第一精馏塔(4)内的工业级二氧化碳进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第一精馏塔(4)的顶部气相出口(26)、第二换热器(5)的第一原料气进口(29)、第二换热器(5)的第一原料气出口(32)、热泵(6)和第三换热器(7)的管程进入到第一三通(19)内；所述的第三换热器(7)的壳程内的循环水与第三换热器(7)的管程内的原料气进行换热降温，循环上水管道(38)中的25℃的循环水通过第三换热器(7)壳程上水口进入第三换热器(7)壳程中，换热后的循环水温度为：33℃，换热后的循环水通过第三换热器(7)壳程回水口进入到循环回水管道(36)中；所述第一精馏塔(4)的顶部气相出口(26)的原料气温度为：-20℃，二氧化碳的摩尔分数为99.81％；

步骤三：步骤二中所述的进入第一三通(19)内原料气中的一部分原料气通过第二换热器(5)的第三原料气进口(27)、第二换热器(5)的第三原料气出口(31)、第二再沸器(12)、第四节流阀组(14)和第二精馏塔(13)的第一原料气进口(40)进入到第二精馏塔(13)内；所述的一部分原料气进入第二再沸器(12)后的温度为：-24℃，其状态由气相变为液相，液相原料通过第四节流阀组(14)节流后进入第二精馏塔(13)中；

步骤四：使步骤三中所述的进入第二精馏塔(13)中的液相原料进行精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第二精馏塔(13)的底部液相出口(41)、第四换热器(11)的产品进口(18)和第四换热器(11)的产品出口(25)进入到产品储罐(17)内；所述的第二精馏塔(13)的底部液相出口(41)的液相产品的温度为：-19℃，第四换热器(11)的产品出口(25)的液相产品的温度为：-24℃，气相分率0；产品纯度达到99.99999％；

步骤五：步骤二中所述的工业级二氧化碳通过第一精馏塔(4)精馏提纯，精馏提纯后的液相通过第一精馏塔(4)的底部液相出口(24)、第三节流阀(10)、第四换热器(11)的尾气进口(23)和第四换热器(11)的尾气出口(33)进入到放空管道(20)中放空；第一精馏塔(4)的底部液相出口(24)废液温度为：-28℃；第四换热器(11)的尾气出口(33)的废液温度为：-20℃；

步骤六：步骤二中所述的进入第一三通(19)内原料气中的另一部分原料气通过第二换热器(5)的第二原料气进口(28)、第二换热器(5)的第二原料气出口(30)、第一再沸器(8)、第二节流阀组(9)和第一精馏塔(4)的第二原料气进口(21)进入第一精馏塔(4)内；所述的第二换热器(5)的第二原料气出口(30)的原料气温度为：-15℃；

步骤七：步骤四中所述的液相原料进入第二精馏塔(13)中进行精馏提纯，精馏提纯后的气相通过第二精馏塔(13)的顶部气相出口(39)和第一换热器(16)进入气液分离器(15)内进行气液分离，气液分离后的尾气通过气液分离器(15)的气相出口(35)进入放空管道(20)内放空；气液分离后的液相通过气液分离器(15)的液相出口(34)和第二精馏塔(13)的第二原料进口(37)进入第二精馏塔(13)内；所述气液分离器(15)的顶部气相出口(35)中尾气的温度为：-24℃，二氧化碳摩尔分数87％；气液分离器(15)的底部液相出口(34)的液相温度为：-24℃。