CN107328166B - 一种采用双循环的co深冷分离系统及其分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种采用双循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器、低温分离器、氢汽提塔、脱氮塔、脱甲烷塔、CO压缩机和循环氮气压缩机，它还公开了一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，它具有换热、脱氢、脱氮、脱甲烷、CO压缩循环和氮气压缩制冷循环等工艺步骤。本发明的有益效果是：采用CO压缩和氮气压缩的双循环工艺，发挥CO压缩循环的精馏能耗低及氮气循环的压缩能耗和投资低的双重优势；对精馏塔蒸发器的热源和冷凝器的冷源进行优化配置，精馏负荷的控制可靠、稳定；还可以缩短装置的启动和提纯时间、减少启动阶段的放空量；能耗低、启动快、投资省、排放少，符合节能降耗的大趋势，具有良好的经济效益和环保效益。

Description

一种采用双循环的CO深冷分离系统及其分离方法
技术领域
本发明涉及深冷气体分离领域，特别是一种采用双循环的CO深冷分离系统及其分离方法。
背景技术
CO是重要的羰基合成原料气，由CO出发可以制取几乎所有的有机化学品。目前制取CO的合成气主要来自于煤加压气化或天然气/石脑油蒸汽转化，在煤气化制取的合成气中，除了含CO、氢气外，还含有少量的甲烷、氮气和氩气，鉴于生产乙二醇、醋酸和二甲基二酰胺等化工产品过程中对原料CO的纯度要求非常高（≥98.5%），因此需要将合成气中的氢气、甲烷、氮气和氩气等脱除。深冷分离技术工艺成熟，操作稳定、处理量大、产品纯度高、收率高，是目前CO分离的首选技术。
中国发明专利CN 100427862 C“通过低温蒸馏生产一氧化碳的方法和设备”和CN101823709 B“从含有一氧化碳的气体混合物中分离一氧化碳”均采用纯CO压缩、制冷循环，鉴于CO压缩机和膨胀机的效率较低、技术要求高，采用该种工艺的能耗和投资较大，同时装置启动、提纯的时间长，启动阶段的放空量大。
中国发明专利CN 104326472 B“一种氮循环工艺制取CO的系统及其方法”采用纯氮气压缩、制冷循环，虽然氮气压缩机和膨胀机的效率较高、技术成熟，但该工艺用于需要精脱甲烷和氮气的场合时，存在精馏能耗过高的缺点
本发明提出了一种采用双循环的CO深冷分离系统及其分离方法，比较实用、完美和方便地解决了上述问题。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术的缺点，提供一种启动快、耗能低、排放少、成本低的采用双循环的CO深冷分离系统及其分离方法。
本发明的目的通过以下技术方案来实现：一种采用双循环的CO深冷分离系统，包括主换热器A、主换热器B、低温分离器、氢汽提塔、脱氮塔、脱甲烷塔、脱氮塔塔顶冷凝器、CO压缩机、循环氮气压缩机；
所述的主换热器A中并列设置有流道IA、流道IIA、流道ⅢA、流道ⅣA、流道ⅤA、流道ⅥA、流道ⅦA、流道ⅧA，主换热器B中并列设置有流道IB、流道IIB、流道ⅢB、流道ⅣB、流道ⅤB、流道ⅥB、流道ⅦB、流道ⅧB，脱氮塔塔顶冷凝器中并列设置有IC、流道IIC、流道ⅢC；
主换热器A的流道IIA的入口处连接有混合净化气的进气管，主换热器A的流道IIA出口与主换热器B的流道IIB入口，主换热器B的流道IIB出口与低温分离器的入口相连，低温分离器的出口包括两个液相出口和一个气相出口，低温分离器的气相出口依次与主换热器B的流道ⅢB、主换热器A的流道ⅢA和气相出气管相连，低温分离器中其中一个液相出口依次与减压阀门V1、换热器B的流道IB相连后最终连接在氢汽提塔的中部入口上，低温分离器中另一个液相出口与减压阀门V2相连后再连接在氢汽提塔的上部入口上，在氢汽提塔的顶部开有氢汽提塔气相出口，氢汽提塔气相出口与主换热器A的流道IA相连后最终连接在闪蒸气储存器上，氢汽提塔的底部开有氢汽提塔液相出口，氢汽提塔液相出口与减压阀门V3相连后再连接在脱氮塔的中部入口上；
脱氮塔的底部开有脱氮塔液相出口，脱氮液相出口通过管道与主换热器B中的流道IX的入口相连，主换热器B流道IX的出口与脱氮塔的底部入口相连，在脱氮液相出口处再通过另一个根管道与减压阀门V4相连后再与脱氮塔塔顶冷凝器流道IIC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器流道IIC的出口与脱甲烷塔的中部入口相连，脱氮塔的顶部还开有脱氮塔气相出口，脱氮塔气相出口与减压阀门V7相连后再依次与主换热器B的流道VIB和主换热器A流道VIA的入口相连，主换热器A流道VIA的出口连接在燃料储存器上，脱氮塔气相出口和减压阀门V7相连的管道上设置有分支管，该分支管与脱氮塔塔顶冷凝器流道IC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器流道IC的出口与脱氮塔的上部入口相连；
所述的脱甲烷塔的底部开有脱甲烷塔液相出口，脱甲烷塔液相出口与减压阀门V6相连后再连接在减压阀门V7和主换热器B流道VIB相连的管道上，在脱甲烷塔的顶部还开有脱甲烷塔气相出口，脱甲烷塔气相出口与主换热器B流道VIIIB相连后连接在主换热器A的流道VIIIA的入口上，主换热器A的流道VIIIA的出口与CO压缩机的入口相连，CO压缩机的出口与CO产品储存器相连，在CO压缩机的出口与CO产品储存器相连的管道上还通过另一根管道连接在主换热器A的流道VIIA的进口上，主换热器A流道VIIA的出口与主换热器B的流道VIIB相连，主换热器B的流道VIIB与脱甲烷塔的上部入口相连且在连接的管道上设置有减压阀门V5；
所述的脱甲烷塔内的下部位置设置有脱甲烷塔塔底蒸发器，循环氮气压缩机的出口与主换热器A流道IVA的进口相连，主换热器A流道IVA的出口与主换热器B的流道IVB的进口相连，主换热器B的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底蒸发器的进口相连，在主换热器B的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底蒸发器的进口相连的管道上还设置有分支管，该分支管与减压阀门V9相连后再经减压阀门V10连接在脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的进口上，脱甲烷塔塔底蒸发器的出口通过管道连接在减压阀门V9与减压阀门V10相连的分支管上，在脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的出口处设置有液氮储存器，液氮储存器的出口处设置有减压阀门V11，脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的出口与连接在液氮储存器后的减压阀门V11的出口合并，该合并处通过管道依次与主换热器B的流道ⅤB、主换热器A的流道ⅤA相连，主换热器A的流道ⅤA的出口连接在循环氮气压缩机的进口上，主换热器A与循环氮气压缩机的进口相连的管道上还通过分支管与放空装置相连，该分支管上设置有开关阀；
所述的氢气提塔内的下部位置设置有氢汽提塔塔底蒸发器，在主换热器A的流道IVA和主换热器B流道IVB相连的管道上设置有氢汽提塔塔底蒸发器进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点靠近主换热器A流道IVA一侧，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点靠近主换热器B流道IVB一侧，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器的进口上，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器出口上，在氢汽提塔塔底蒸发器进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点之间设置有减压阀门V8。
所述的氢汽提塔为一次分离型或蒸发汽提型。
所述的CO压缩机和循环氮气压缩机为离心式、活塞式压缩机或是两者组合形成的一体机。
所述的CO压缩机和循环氮气压缩机为电机驱动或汽轮机一拖二驱动。
一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，它包括以下步骤：
S1、含有CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的混合净化气经过混合净化器的进气管依次进入主换热器A的流道IIA、主换热器B的流道IIB，被主换热器A和主换热器B中的冷流体冷却并部分冷凝，再流进低温分离器中进行第一次分离，第一次分离为液相和气相，分离后的气相为富氢气，气相的富氢气从低温分离器的顶部依次流入主换热器B的流道ⅢB、主换热器B的流道ⅢA中被复热至常温后出界区，分离后的液相分为两股，一股经减压阀门V1减压后再进入主换热器B复热后再送入氢汽提塔的中部参与蒸馏，另一股经阀门V2减压后直接送入氢汽提塔的顶部做回流液；
S2、经过氢汽提塔进行精馏脱氢，氢汽提塔塔底蒸发器为氢汽提塔提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源，氢汽提塔精馏后在其上部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气从氢汽提塔顶部的氢汽提塔气相出口进入主换热器A的流道IA，被复热至常温后出界区，氢汽提塔精馏后在其的底部得到富CO液体，富CO液体从氢汽提塔液相出口流出，再流经减压阀门V3减压后进入脱氮塔中继续精馏；
S3、经过脱氮塔进一步精馏脱氮后，在脱氮塔的上部得到富氮气，该富氮气从脱氮塔气相出口流出后分成两股，一股富氮气经减压阀门V7后，再依次流经主换热器B流道ⅥB、主换热器A流道ⅥA复热至常温后出界区做燃料气，另一股富氮气经进入脱氮塔塔顶冷凝器流道IC被冷却为液体再回流至脱氮塔的上部，在脱氮塔的下部得到富CO液体，富CO液体从脱氮塔底部的脱氮塔液相出口流出后分两股，一股富CO液体经减压阀门V4减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器流道IIC进行复热后送入脱甲烷塔中继续精馏，另一股富CO液体流入主换热器B流道IXB复热后再流入脱氮塔的底部，为脱氮塔提供上升的蒸发气；
S4、经过脱甲烷塔进一步精馏脱甲烷，脱甲烷塔塔底蒸发器为脱甲烷塔提供上升的蒸发气，精馏后在脱甲烷塔的下部得到富甲烷液体，富甲烷液体从的脱甲烷塔液相出口流出后再流经减压阀门V6后，最终进入减压阀门V7和主换热器B流道ⅥB入口相连的管道中与脱氮塔流出的富氮气混合，精馏后在脱甲烷塔的上部得到CO气，该CO气从脱甲烷气相出口流出后依次流入主换热器B流道ⅧB、主换热器A流道ⅧA复热至常温，复热至常温的CO气送入CO压缩机压缩，经压缩后的大部分CO气作为CO产品出界区，压缩后的小部分CO气作为CO循环气，CO循环气再依次流经主换热器A流道ⅦA、主换热器B流道ⅦB被冷却，再经减压阀门V5减压后送入脱甲烷塔的上部。
所述的氢汽提塔塔底蒸发器和脱甲烷塔塔底蒸发器在工作时，液氮储存器的液氮通过减压阀门V11减压后进入主换热器B流道ⅤB和主换热器A复热后分为两股，一部分被放空，另一部分进入循环氮气压缩机中压缩为中压氮气，此时减压阀门V8、减压阀门V9关闭，中压氮气依次流入主换热器A流道ⅣA、氢汽提塔塔底蒸发器、主换热器下流道ⅣB和脱甲烷塔塔底蒸发器中被冷却为液氮，该液氮经减压阀门V10进入脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC为脱氮塔塔顶冷凝器提供补充冷源，液氮换热后一部分被气化，换热后的液氮和被气化后的氮气一起再进入主换热器BⅣB和主换热器AⅣA复热，从而完成氮气压缩、制冷循环。
所述的CO压缩机由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度，且CO压缩机的入口压力在0.01~0.2MPa.G之间，排气压力在0.5~3.6MPa.G之间。
所述的循环氮气压缩机的入口压力在0.05~0.5MPa.G之间，排气压力在0.6~3.6MPa.G之间；氢汽提塔的操作压力在0.6~2.0MPa.G之间，脱氮塔的操作压力在0.25~0.5MPa.G之间，脱甲烷塔的操作压力在0.1~0.35MPa.G之间。
所述的氢汽提塔塔底蒸发器、脱甲烷塔塔底蒸发器采用循环氮气做热源；脱甲烷塔采用循环CO液体做塔顶回流液；脱氮塔塔顶冷凝器采用富CO液体和液氮做冷源。
所述的脱氮塔底部的蒸发器采用主换热器B的一个换热流道。
本发明具有以下优点：
（1）采用CO压缩和氮气压缩的双循环，发挥CO压缩循环的精馏能耗低及氮气循环的压缩能耗和投资低的双重优势；
（2）对精馏塔蒸发器的热源和冷凝器的冷源进行优化配置，精馏负荷的控制可靠、稳定；
（3）设置氮气压缩、制冷循环能够缩短启动和提纯的时间，并减少启动阶段的放空量；
（4）由于能耗低、启动快、投资成本少、排放少，具有良好的经济效益和环保效益。
附图说明
图1 为本发明的实施例一的结构示意图；
图2 为本发明的实施例二的结构示意图；
图3 为本发明的实施例三的结构示意图；
图4 为本发明的实施例四的结构示意图；
图5 为本发明的实施例五的结构示意图；
图中，1-主换热器A，2-主换热器B，3-低温分离器，4-氢汽提塔，4A-低温闪蒸罐，5-氢汽提塔塔底蒸发器，6-脱氮塔，7-脱甲烷塔，8-脱甲烷塔塔底蒸发器，9-脱氮塔塔顶冷凝器，10- CO压缩机，11-循环氮气压缩机，12-透平膨胀机，13-脱甲烷塔塔顶冷凝器。
具体实施方式
下面结合附图对本发明做进一步的描述，本发明的保护范围不局限于以下所述：
实施例一：如图1所示，一种采用双循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器A1、主换热器B2、低温分离器3、氢汽提塔4、氢汽提塔塔底蒸发器5、脱氮塔6、脱甲烷塔7、脱甲烷塔塔底蒸发器8、脱氮塔塔顶冷凝器9、CO压缩机10和循环氮气压缩机11；含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气依次与主换热器A1流道II和主换热器B2流道II的入口相连，主换热器B2流道II的出口与低温分离器3的入口相连，低温分离器3的气相出口依次与主换热器B2流道III和主换热器A1流道III的入口相连，低温分离器3的液相出口分成两股：一股经减压阀门V1减压后与主换热器B2流道I的入口相连，主换热器B2流道I的出口与氢汽提塔4的中部入口相连，另一股经减压阀门V2减压后与氢汽提塔4的顶部入口相连；
在本实施例中，所述氢汽提塔4的气相出口与主换热器A1流道I的入口相连，氢汽提塔4的液相出口经减压阀门V3减压后与脱氮塔6的中部入口相连；
在本实施例中，所述脱氮塔6的液相出口分成两股：一股与主换热器B2流道IX的入口相连，主换热器B2流道IX的出口与脱氮塔6的底部入口相连，另一股经减压阀门V4减压后与脱氮塔塔顶冷凝器9流道II的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道II的出口与脱甲烷塔7的中部入口相连，脱氮塔6气相出口分成两股：一股与脱氮塔塔顶冷凝器9流道I的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道I的出口与脱氮塔6的顶部入口相连，另一股经减压阀门V7减压后依次与主换热器B2流道VI和主换热器A1流道VI的入口相连；
在本实施例中，所述脱甲烷塔7的液相出口经减压阀门V6减压后与阀门V7的阀后混合，脱甲烷塔7的气相出口依次与主换热器B2流道VIII和主换热器A1流道VIII的入口相连，主换热器A1流道VIII的出口与CO压缩机10的入口相连，CO压缩机10的出口分成两股：一股作为CO产品出界区，另一股作为CO循环气依次与主换热器A1流道VII和主换热器B2流道VII的入口相连，主换热器B2流道VII的出口经减压阀门V5减压后与脱甲烷塔7的顶部入口相连；
在本实施例中，所述循环氮气压缩机11的出口与主换热器A1流道IV的入口相连，主换热器A1流道IV的出口分成两股：一股与氢汽提塔塔底蒸发器5的入口相连，另一股经阀门V8减压后与氢汽提塔塔底蒸发器5的出口混合，一起与主换热器B2流道IV的入口相连，主换热器B2流道IV的出口分成两股：一股与脱甲烷塔塔底蒸发器8的入口相连，另一股经减压阀门V9减压后与脱甲烷塔塔底蒸发器8的出口混合，一起经减压阀门V10减压后脱氮塔塔顶冷凝器9流道III的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道III的出口与经减压阀门V11减压的液氮混合，一起依次与主换热器B2流道V和主换热器A1流道V的入口相连，主换热器A1流道V的出口与循环氮气压缩机11的入口相连，完成氮气压缩、制冷循环。
在本实施例中，所述的氢汽提塔4为蒸发汽提型。
在本实施例中，所述的CO压缩机10和循环氮气压缩机11为离心式压缩机。
在本实施例中，所述的CO压缩机10和循环氮气压缩机11为电机驱动。
一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，步骤为：
S1、含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气经主换热器A1和主换热器B2被冷流体冷却并部分冷凝，随后进入低温分离器3中进行第一次分离，分离后的气相为富氢气，经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后出界区，分离后的液相分成两股：一股经减压阀门V1减压再进入主换热器B2复热至一定温度后，送入氢汽提塔4的中部参与精馏，另一股经减压阀门V2减压后直接送入氢汽提塔4的顶部做回流液；
S2、经过氢汽提塔4的进一步精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气经主换热器A1复热至常温后出界区，在其底部得到的富CO液体经减压阀门V3减压后送入脱氮塔6中继续精馏，氢汽提塔4的下部设有氢汽提塔塔底蒸发器5，为氢汽提塔4提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源；
S3、经过脱氮塔6的进一步精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气经减压阀门V7减压后与富甲烷液体混合，经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后出界区做燃料气，在其底部得到的富CO液体经减压阀门V4减压再进入脱氮塔塔顶冷凝器9复热至一定温度后，送入脱甲烷塔7中继续精馏，脱氮塔6底部的蒸发器采用主换热器B2的流道IX，为脱氮塔6提供上升的蒸发气，脱氮塔6的顶部设有脱氮塔塔顶冷凝器9，为脱氮塔6提供回流液，采用富CO液体和液氮做冷源；
S4、经过脱甲烷塔7的进一步精馏脱甲烷，在其底部得到的富甲烷液体经减压阀门V6减压后与富氮气混合做燃料气，在其顶部得到的CO气经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后送入CO压缩机10中，经CO压缩机10增压的中压CO气大部分作为CO产品出界区，小部分作为CO循环气，先经主换热器A1和主换热器B2被冷流体冷却、冷凝并过冷后，再经减压阀门V5减压后送入脱甲烷塔7的顶部做回流液，脱甲烷塔7的底部设有脱甲烷塔塔底蒸发器8，为脱甲烷塔7提供上升的蒸发气，采用循环氮气做热源；
S5、从循环氮气压缩机11排出的中压氮气依次经主换热器A1、氢汽提塔塔底蒸发器5、主换热器B2和脱甲烷塔塔底蒸发器8被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮经阀门V10减压后作为脱氮塔塔顶冷凝器9的补充冷源，低压液氮在其中被部分气化，再经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后送入循环氮气压缩机11继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。
CO压缩机10由入口压力控制其入口导叶（IGV）的开度。
在本实施例中，CO压缩机10的入口压力为0.08MPa.G，排气压力为0.6MPa.G。
在本实施例中，循环氮气压缩机11的入口压力为0.2MPa.G，排气压力为1.2MPa.G。
在本实施例中，氢汽提塔塔底蒸发器5、脱甲烷塔塔底蒸发器8采用循环氮气做热源。
在本实施例中，脱甲烷塔7采用循环CO液体做塔顶回流液。
在本实施例中，脱氮塔塔顶冷凝器9采用富CO液体和液氮做冷源。
在本实施例中，脱氮塔6底部的蒸发器采用主换热器下2的一个换热流道，主换热器下2应置于脱氮塔6的底部。
在本实施例中，氢汽提塔4的操作压力为1.7MPa.G。
在本实施例中，脱氮塔6的操作压力为0.4MPa.G。
在本实施例中，脱甲烷塔7的操作压力为0.15MPa.G。
实施例2：如图2所示，本实施例与实施例1的区别在于：在减压阀门V8和主换热器A1流道Ⅳ出口相连的通道上还设置有分支管，该分支管与减压阀门V12相连后连接在透平膨胀机12的入口上，透平膨胀机12的出口连接在主换热器B2流道Ⅴ和主换热器A1流道Ⅴ相连的管道上。即在中压氮气出主换热器A1流道IV的出口增加一股物流，经减压阀门V12后送入透平膨胀机12的入口，透平膨胀机12的出口与低压氮气总管相连，在装置启动或冷量不足时，利用透平膨胀机12制取冷量。
实施例3：如图3所示，本实施例与实施例1的区别在于：氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点设置在主换热器A1的流道IIA和主换热器B2流道IIB相连的管道，且氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点之间设置有减压阀门V8A，氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器5的进口上，氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器5出口上。即氢汽提塔塔底蒸发器5的热源采用净化气，对于有些场合可以降低循环氮压机11的流量和能耗。
实施例4：如图4所示，本实施例与实施例1的区别在于：低温分离器3的出口只有一个液相出口和一个气相出口，低温分离器3的气相出口直接连接在主换热器B2流道ⅢB的入口上，低温分离器3的液相出口连接在低温闪蒸罐4A的中部且在连接的管道上设置有减压阀门V1A，低温闪蒸罐4A顶部的出口连接在主换热器A1流道Ⅰ入口上，低温闪蒸罐4A的底部出口连接在脱氮塔6的中部且在连接的管道上设置有减压阀门V3。即采用低温闪蒸罐4A代替氢汽提塔4，用于对CO和氢的回收率要求不高的场合，可以降低装置的能耗和投资。
实施例5：如图5所示，本实施例与实施例1的区别在于：
氢汽体塔4底部的液相出口与减压阀门V3相连后连接在脱甲烷塔7中部的入口上，在脱甲烷塔7的上部位置还另外设有脱甲烷塔塔顶冷凝器13，脱甲烷塔塔顶冷凝器13内设有流道ⅠD和流道ⅡD，脱甲烷塔7的底部开有液相出口，脱甲烷塔7液相出口与主换热器B2流道Ⅸ入口相连，主换热器B2流道Ⅸ出口连接在脱甲烷塔7的下部入口上，脱甲烷塔7的顶部开有气相出口，脱甲烷塔气相出口经减压阀门V7后连接在脱氮塔6中部入口上，脱甲烷塔7气相出口和减压阀门V7相连的管道上还连接有分支管，该分支管连接在脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅠD入口上，脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅠD出口再连接在脱甲烷塔7的上部入口。
脱氮塔6的顶部设置有气相出口，脱氮塔6气相出口经减压阀门V13后依次连接在主换热器B2流道ⅥB、主换热器A1流道ⅥA上，最后连接在燃料储存器上，在脱氮塔6气相出口和减压阀门B13之间还设置有分支管，该分支管连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅠC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅠC出口连接在脱氮塔上部入口上，脱氮塔6底部开有液相出口，脱氮塔6液相出口经减压阀门V14后连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅡC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅡC出口依次与主换热器B2流道ⅧB、主换热器A1流道ⅧA、CO压缩机10相连后连接在CO产品储存器上，在CO压缩机10和CO产品储存器相连的管道上设置有分支管，该分支管依次经主换热器A1流道ⅦA、主换热器B2流道ⅦB、减压阀门V5后连接在脱氮塔6的下部入口处。
液氮储存器经减压阀门V11依次与主换热器B2流道ⅤB、主换热器A1流道ⅤA、循环氮气压缩机11入口相连，在循环氮气压缩机11入口和主换热器A1流道ⅤA相连的管道上设有分支管，该分支管经开关阀门后连接在放空装置上，循环氮气压缩机11出口依次经主换热器A1流道ⅣA、主换热器B2流道ⅣB相连，主换热器B2流道ⅣB出口处的流道有两个支管，其中一个支管经减压阀门V12后连接在脱甲烷塔顶冷凝器13流道ⅡD入口上，脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅡD出口连接在液氮储存器和主换热器B流道ⅤB相连的管道上，另一个支管经减压阀门V10后连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅢC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅢC出口同样连接在液氮储存器和主换热器B流道ⅤB相连的管道上。
实施例5采用先脱甲烷再脱氮气的工艺路线，适用于要求CO产品粗脱甲烷、精脱氮气的场合。
最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

Claims (9)

1.一种采用双循环的CO深冷分离系统，其特征在于：包括主换热器A（1）、主换热器B（2）、低温分离器（3）、氢汽提塔（4）、脱氮塔（6）、脱甲烷塔（7）、脱氮塔塔顶冷凝器（9）、CO压缩机（10）、循环氮气压缩机（11）；所述的CO压缩机（10）由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度，且CO压缩机（10）的入口压力在0.01~0.2MPa.G之间，排气压力在0.5~3.6MPa.G之间；
所述的主换热器A（1）中并列设置有流道IA、流道IIA、流道ⅢA、流道ⅣA、流道ⅤA、流道ⅥA、流道ⅦA、流道ⅧA，主换热器B（2）中并列设置有流道IB、流道IIB、流道ⅢB、流道ⅣB、流道ⅤB、流道ⅥB、流道ⅦB、流道ⅧB和流道Ⅸ，脱氮塔塔顶冷凝器（9）中并列设置有IC、流道IIC、流道ⅢC；
主换热器A（1）的流道IIA的入口处连接有混合净化气的进气管，主换热器A（1）的流道IIA出口与主换热器B（2）的流道IIB入口，主换热器B（1）的流道IIB出口与低温分离器（3）的入口相连，低温分离器（3）的出口包括两个液相出口和一个气相出口，低温分离器（3）的气相出口依次与主换热器B（2）的流道ⅢB、主换热器A（1）的流道ⅢA和气相出气管相连，低温分离器（3）中其中一个液相出口依次与减压阀门V1、换热器B（2）的流道IB相连后最终连接在氢汽提塔（4）的中部入口上，低温分离器（3）中另一个液相出口与减压阀门V2相连后再连接在氢汽提塔（4）的上部入口上，在氢汽提塔（4）的顶部开有氢汽提塔气相出口，氢汽提塔气相出口与主换热器A（1）的流道IA相连后最终连接在闪蒸气储存器上，氢汽提塔（4）的底部开有氢汽提塔液相出口，氢汽提塔液相出口与减压阀门V3相连后再连接在脱氮塔（6）的中部入口上；
脱氮塔（6）的底部开有脱氮塔液相出口，脱氮液相出口通过管道与主换热器B（2）中的流道IX的入口相连，主换热器B（2）流道IX的出口与脱氮塔（6）的底部入口相连，在脱氮液相出口处再通过另一个根管道与减压阀门V4相连后再与脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IIC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IIC的出口与脱甲烷塔（7）的中部入口相连，脱氮塔（6）的顶部还开有脱氮塔气相出口，脱氮塔气相出口与减压阀门V7相连后再依次与主换热器B（2）的流道VIB和主换热器A（1）流道VIA的入口相连，主换热器A（1）流道VIA的出口连接在燃料储存器上，脱氮塔气相出口和减压阀门V7相连的管道上设置有分支管，该分支管与脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IC的出口与脱氮塔（6）的上部入口相连；
所述的脱甲烷塔（7）的底部开有脱甲烷塔液相出口，脱甲烷塔液相出口与减压阀门V6相连后再连接在减压阀门V7和主换热器B（2）流道VIB相连的管道上，在脱甲烷塔（7）的顶部还开有脱甲烷塔气相出口，脱甲烷塔气相出口与主换热器B（2）流道VIIIB相连后连接在主换热器A（1）的流道VIIIA的入口上，主换热器A（1）的流道VIIIA的出口与CO压缩机（10）的入口相连，CO压缩机（10）的出口与CO产品储存器相连，在CO压缩机（10）的出口与CO产品储存器相连的管道上还通过另一根管道连接在主换热器A（1）的流道VIIA的进口上，主换热器A（1）流道VIIA的出口与主换热器B（2）的流道VIIB相连，主换热器B（2）的流道VIIB与脱甲烷塔（7）的上部入口相连且在连接的管道上设置有减压阀门V5；
所述的脱甲烷塔（7）内的下部位置设置有脱甲烷塔塔底蒸发器（8），循环氮气压缩机（11）的出口与主换热器A（1）流道IVA的进口相连，主换热器A（1）流道IVA的出口与主换热器B（2）的流道IVB的进口相连，主换热器B（2）的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底蒸发器（8）的进口相连，在主换热器B（2）的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底蒸发器（8）的进口相连的管道上还设置有分支管，该分支管与减压阀门V9相连后再经减压阀门V10连接在脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道ⅢC的进口上，脱甲烷塔塔底蒸发器（8）的出口通过管道连接在减压阀门V9与减压阀门V10相连的分支管上，在脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道ⅢC的出口处设置有液氮储存器，液氮储存器的出口处设置有减压阀门V11，脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道ⅢC的出口与连接在液氮储存器后的减压阀门V11的出口合并，该合并处通过管道依次与主换热器B（2）的流道ⅤB、主换热器A（1）的流道ⅤA相连，主换热器A（1）的流道ⅤA的出口连接在循环氮气压缩机（11）的进口上，主换热器A（1）与循环氮气压缩机（11）的进口相连的管道上还通过分支管与放空装置相连，该分支管上设置有开关阀；
所述的氢汽提塔（4）内的下部位置设置有氢汽提塔塔底蒸发器（5），在主换热器A（1）的流道IVA和主换热器B（2）流道IVB相连的管道上设置有氢汽提塔塔底蒸发器进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点靠近主换热器A（1）流道IVA一侧，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点靠近主换热器B（2）流道IVB一侧，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器（5）的进口上，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器（5）出口上，在氢汽提塔塔底蒸发器进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点之间设置有减压阀门V8。
2.根据权利要求1所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的氢汽提塔（4）为一次分离型或蒸发汽提型。
3.根据权利要求1所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的CO压缩机（10）和循环氮气压缩机（11）为离心式、活塞式压缩机或者是两者组合形成的一体机。
4.根据权利要求1所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的CO压缩机（10）和循环氮气压缩机（11）为电机驱动或汽轮机一拖二驱动。
5.根据权利要求1-4任意一项所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：它包括以下步骤：
S1、含有CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的混合净化气经过混合净化器的进气管依次进入主换热器A（1）的流道IIA、主换热器B（2）的流道IIB，被主换热器A（1）和主换热器B（2）中的冷流体冷却并部分冷凝，再流进低温分离器（3）中进行第一次分离，第一次分离为液相和气相，分离后的气相为富氢气，气相的富氢气从低温分离器（3）的顶部依次流入主换热器B（2）的流道ⅢB、主换热器B（2）的流道ⅢA中被复热至常温后出界区，分离后的液相分为两股，一股经减压阀门V1减压后再进入主换热器B（2）复热后再送入氢汽提塔（4）的中部参与蒸馏，另一股经阀门V2减压后直接送入氢汽提塔（4）的顶部做回流液；
S2、经过氢汽提塔（4）进行精馏脱氢，氢汽提塔塔底蒸发器（5）为氢汽提塔（4）提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源，氢汽提塔（4）精馏后在其上部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气从氢汽提塔顶部的氢汽提塔气相出口进入主换热器A（1）的流道IA，被复热至常温后出界区，氢汽提塔（4）精馏后在其的底部得到富CO液体，富CO液体从氢汽提塔液相出口流出，再流经减压阀门V3减压后进入脱氮塔（6）中继续精馏；
S3、经过脱氮塔（6）进一步精馏脱氮后，在脱氮塔（6）的上部得到富氮气，该富氮气从脱氮塔气相出口流出后分成两股，一股富氮气经减压阀门V7后，再依次流经主换热器B（2）流道ⅥB、主换热器A（1）流道ⅥA复热至常温后出界区做燃料气，另一股富氮气经进入脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IC被冷却为液体再回流至脱氮塔（6）的上部，在脱氮塔（6）的下部得到富CO液体，富CO液体从脱氮塔（6）底部的脱氮塔液相出口流出后分两股，一股富CO液体经减压阀门V4减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道IIC进行复热后送入脱甲烷塔（7）中继续精馏，另一股富CO液体流入主换热器B（2）流道IXB复热后再流入脱氮塔（6）的底部，为脱氮塔（6）提供上升的蒸发气；
S4、经过脱甲烷塔（7）进一步精馏脱甲烷，脱甲烷塔塔底蒸发器（8）为脱甲烷塔（7）提供上升的蒸发气，精馏后在脱甲烷塔（7）的下部得到富甲烷液体，富甲烷液体从的脱甲烷塔液相出口流出后再流经减压阀门V6后，最终进入减压阀门V7和主换热器B（2）流道ⅥB入口相连的管道中与脱氮塔（6）流出的富氮气混合，精馏后在脱甲烷塔（7）的上部得到CO气，该CO气从脱甲烷气相出口流出后依次流入主换热器B（2）流道ⅧB、主换热器A（1）流道ⅧA复热至常温，复热至常温的CO气送入CO压缩机（10）压缩，经压缩后的大部分CO气作为CO产品出界区，压缩后的小部分CO气作为CO循环气，CO循环气再依次流经主换热器A（1）流道ⅦA、主换热器B（2）流道ⅦB被冷却，再经减压阀门V5减压后送入脱甲烷塔（7）的上部。
6.根据权利要求5所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：所述的氢汽提塔塔底蒸发器（5）和脱甲烷塔塔底蒸发器（8）在工作时，液氮储存器的液氮通过减压阀门V11减压后进入主换热器B（2）流道ⅤB和主换热器A（1）复热后分为两股，一部分被放空，另一部分进入循环氮气压缩机（11）中压缩为中压氮气，此时减压阀门V8、减压阀门V9关闭，中压氮气依次流入主换热器A（1）流道ⅣA、氢汽提塔塔底蒸发器（5）、主换热器下（2）流道ⅣB和脱甲烷塔塔底蒸发器（8）中被冷却为液氮，该液氮经减压阀门V10进入脱氮塔塔顶冷凝器（9）流道ⅢC为脱氮塔塔顶冷凝器（9）提供补充冷源，液氮换热后一部分被气化，换热后的液氮和被气化后的氮气一起再进入主换热器B（2）ⅤB和主换热器A（1）ⅤA复热，从而完成氮气压缩、制冷循环。
7.根据权利要求6所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：所述的循环氮气压缩机（11）的入口压力在0.05~0.5MPa.G之间，排气压力在0.6~3.6MPa.G之间；氢汽提塔（4）的操作压力在0.6~2.0MPa.G之间，脱氮塔（6）的操作压力在0.25~0.5MPa.G之间，脱甲烷塔（7）的操作压力在0.1~0.35MPa.G之间。
8.根据权利要求6所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：所述的氢汽提塔塔底蒸发器（5）、脱甲烷塔塔底蒸发器（8）采用循环氮气做热源；脱甲烷塔（7）采用循环CO液体做塔顶回流液；脱氮塔塔顶冷凝器（9）采用富CO液体和液氮做冷源。
9.根据权利要求6所述的一种采用双循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：所述的脱氮塔（6）底部的蒸发器采用主换热器B（2）的一个换热流道。
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