CN107473223B - 一种采用氮循环的co深冷分离系统及其方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种采用氮循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器、低温分离器、氢汽提塔、脱甲烷塔、脱氮塔、冷凝蒸发器和循环氮气压缩机，它还公开了一种采用氮循环的CO深冷分离方法，它具有换热、脱氢、脱甲烷、脱氮和氮气压缩制冷循环等工艺步骤。本发明的有益效果是：采用氮气循环压缩、制冷工艺，充分发挥氮压机的高效率和低投资；设置冷凝蒸发器将脱甲烷塔和脱氮塔巧妙地连成一体，大幅降低精馏功耗；通过提高精馏塔的操作压力或设置CO液体泵代替CO压缩机，以满足CO产品压力的要求；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

一种采用氮循环的CO深冷分离系统及其方法

技术领域

本发明涉及深冷气体分离领域，特别是一种采用氮循环的CO深冷分离系统及其方法。

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”采用氮气压缩、制冷循环，脱甲烷塔和脱氮塔均采用常规的蒸发器和冷凝器，其中蒸发器采用氮气做热源、冷凝器采用液氮做冷源，该种工艺要求循环氮气的压力高、流量大，存在能耗偏高的缺点，同时CO产品气的压力偏低。

发明内容

本发明的目的在于克服现有技术的缺点，提供一种采用氮循环的CO深冷分离系统及其方法。

本发明的目的通过以下技术方案来实现：一种采用氮循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器、低温分离器、氢汽提塔、氢汽提塔塔底蒸发器、脱甲烷塔、脱氮塔、冷凝蒸发器、脱甲烷塔塔顶分离器、脱氮塔塔顶冷凝器、脱氮塔塔顶分离器和循环氮气压缩机；所述主换热器内设置有流道Ia、流道Ib、流道II、流道III、流道IV、流道V、流道VI、流道VII、流道VIII和流道IX；脱氮塔塔顶冷凝器内设置有流道I和流道II，氢汽提塔塔底蒸发器设置于氢汽提塔内且位于其底部，冷凝蒸发器连接于脱甲烷塔和脱氮塔之间，主换热器内流道VI的出口端与低温分离器的入口相连，低温分离器的气相出口与主换热器内流道IV的入口端连接，低温分离器的液相出口连接有两个支路，第一个支路经阀门a与主换热器内流道V的入口端相连，主换热器内流道V的出口端与位于氢汽提塔中部的入口端连接，第二个支路经阀门b与位于氢汽提塔顶部的入口端连接；

所述氢汽提塔的气相出口与主换热器内流道III的入口端连接，氢汽提塔的液相出口经阀门c与位于脱甲烷塔中部的入口端连接；

所述脱甲烷塔的液相出口分为两个支路，第一个支路与主换热器内流道IX的入口端连接，流道IX的出口与位于脱甲烷塔底部的入口端连接，第二个支路经阀门d与阀门f的一端连接，阀门f的另一端与脱氮塔塔顶分离器连接，阀门f还与主换热器内流道VII的入口端连接，脱甲烷塔的气相出口与冷凝蒸发器的入口相连，冷凝蒸发器的出口与脱甲烷塔塔顶分离器的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器的液相出口与脱甲烷塔的顶部入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器的气相出口经阀门e与位于脱氮塔中部的入口端连接；

所述脱氮塔的液相出口与主换热器内流道VIII的入口端连接，脱氮塔的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器内流道I的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器内流道I的出口与脱氮塔塔顶分离器的入口相连，脱氮塔塔顶分离器的液相出口与脱氮塔的顶部入口相连；

所述循环氮气压缩机的出口与主换热器内流道Ia的入口端连接，主换热器流道Ia的出口分为两个支路，第一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器的入口相连，第二个支路经阀门h与氢汽提塔塔底蒸发器的出口连接，阀门h的另一端还与主换热器内流道Ib的入口端连接，流道Ib的出口经阀门g与脱氮塔塔顶冷凝器内流道II的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器内流道II的出口端与主换热器内流道II的入口端连接，主换热器内流道II的入口端还与阀门i连接，主换热器流道II的出口与循环氮气压缩机的入口端连接。

所述的冷凝蒸发器可以是内置式或外置式，也可以是浸浴虹吸型或膜式蒸发型。

所述的低温分离器与氢汽提塔为同轴上下布置。

所述的系统采用氮循环的CO深冷分离的方法，它包括以下步骤：

S1、含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气经流道VI进入主换热器内，净化气被主换热器内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入低温分离器内以进行第一次分离，分离后的气相为富氢气，富氢气进入流道IV内并经主换热器复热至常温后出界区，在低温分离器内分离后的液相分成两个支路：第一支路经阀门a减压再进入流道V，该液相经主换热器复热至一定温度后送入氢汽提塔的中部参与精馏，第二个支路经阀门b减压后直接送入氢汽提塔的顶部做回流液；

S2、经过氢汽提塔的精馏脱氢，在氢汽提塔顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道III内并经主换热器复热至常温后出界区，在氢汽提塔底部得到的富CO液体经阀门c减压后送入脱甲烷塔中以继续精馏，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；

S3、经过脱甲烷塔的精馏脱甲烷，在其底部得到的富甲烷液体经阀门d减压后与富氮气混合做燃料气，在脱甲烷塔顶部得到的富CO气依次经冷凝蒸发器、脱甲烷塔塔顶分离器、阀门e减压后送入脱氮塔以继续精馏，冷凝蒸发器为脱甲烷塔提供回流液，采用脱氮塔底部的CO液体做冷源；

S4、经过脱氮塔的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶分离器、阀门f后与富甲烷液体混合，混合后进入流道VII内并经主换热器复热至常温后出界区做燃料气，在脱氮塔底部得到的CO液体进入流道VIII内并经主换热器复热至常温后为CO产品出界区，冷凝蒸发器为脱氮塔提供上升的蒸发气，采用脱甲烷塔顶部的富CO气做热源，脱氮塔塔顶冷凝器为脱氮塔提供回流液，采用液氮做冷源；

S5、从循环氮气压缩机排出的中压氮气依次经Ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器的入口端、氢汽提塔塔底蒸发器出口端进入流道Ib内，中压氮气在主换热器内被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮经阀门g减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器的流道II内，作为脱氮塔塔顶冷凝器的冷源，而低压液氮在其中被部分气化并与经阀门i减压的液氮混合，混合后一起进入主换热器内流道II内，随后复热至常温后送入循环氮气压缩机继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。

所述的循环氮气压缩机的入口压力为0.05~0.5MPa.G，排气压力为0.6~3.6MPa.G。

所述的氢汽提塔、脱甲烷塔和脱氮塔的操作压力分别为1.0~2.0MPa.G、0.4~1.0MPa.G和0.2~0.8MPa.G。

本发明具有以下优点：（1）本发明采用氮气循环压缩、制冷工艺，充分发挥氮压机的高效率和低投资；（2）本发明通过设置冷凝蒸发器将脱甲烷塔和脱氮塔巧妙地连成一体，大幅降低精馏功耗；（3）本发明通过提高精馏塔的操作压力或设置CO液体泵代替CO压缩机，以满足CO产品压力的要求；（4）本发明还可以缩短启动和提纯的时间、减少启动阶段的放空量；（5）本发明能耗低、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。

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6 为本发明的实施例六的结构示意图；

图中，1-主换热器，2-低温分离器，3-氢汽提塔，4-氢汽提塔塔底蒸发器，5-脱甲烷塔，6-脱氮塔，7-冷凝蒸发器，8-脱甲烷塔塔顶分离器，9-脱氮塔塔顶冷凝器，10-脱氮塔塔顶分离器，11-循环氮气压缩机，12-CO液体泵，13-透平膨胀机，14-低温闪蒸罐，15-阀门a，16-阀门b，17-阀门c，18-阀门d，19-阀门e，20-阀门f，21-阀门g，22-阀门h，23-阀门i，24-阀门k。

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，一种采用氮循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器1、低温分离器2、氢汽提塔3、氢汽提塔塔底蒸发器4、脱甲烷塔5、脱氮塔6、冷凝蒸发器7、脱甲烷塔塔顶分离器8、脱氮塔塔顶冷凝器9、脱氮塔塔顶分离器10和循环氮气压缩机11；所述主换热器1内设置有流道Ia、流道Ib、流道II、流道III、流道IV、流道V、流道VI、流道VII、流道VIII和流道IX；脱氮塔塔顶冷凝器9内设置有流道I和流道II，氢汽提塔塔底蒸发器4设置于氢汽提塔3内且位于其底部，冷凝蒸发器7连接于脱甲烷塔5和脱氮塔6之间，主换热器1内流道VI的出口端与低温分离器2的入口相连，低温分离器2的气相出口与主换热器1内流道IV的入口端连接，低温分离器2的液相出口连接有两个支路，第一个支路经阀门a15与主换热器1内流道V的入口端相连，主换热器1内流道V的出口端与位于氢汽提塔3中部的入口端连接，第二个支路经阀门b16与位于氢汽提塔3顶部的入口端连接。

本实施例中，所述氢汽提塔3的气相出口与主换热器1内流道III的入口端连接，氢汽提塔3的液相出口经阀门c17与位于脱甲烷塔5中部的入口端连接。

本实施例中，所述脱甲烷塔5的液相出口分为两个支路，第一个支路与主换热器1内流道IX的入口端连接，流道IX的出口与位于脱甲烷塔5底部的入口端连接，第二个支路经阀门d18与阀门f20的一端连接，阀门f20的另一端与脱氮塔塔顶分离器10连接，阀门f20还与主换热器1内流道VII的入口端连接，脱甲烷塔5的气相出口与冷凝蒸发器7的入口相连，冷凝蒸发器7的出口与脱甲烷塔塔顶分离器8的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器8的液相出口与脱甲烷塔5的顶部入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器8的气相出口经阀门e19与位于脱氮塔6中部的入口端连接。

本实施例中，所述脱氮塔6的液相出口与主换热器1内流道VIII的入口端连接，脱氮塔6的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器9内流道I的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器9内流道I的出口与脱氮塔塔顶分离器10的入口相连，脱氮塔塔顶分离器10的液相出口与脱氮塔6的顶部入口相连。

本实施例中，所述循环氮气压缩机11的出口与主换热器1内流道Ia的入口端连接，主换热器1流道Ia的出口分为两个支路，第一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器4的入口相连，第二个支路经阀门h22与氢汽提塔塔底蒸发器4的出口连接，阀门h22的另一端还与主换热器1内流道Ib的入口端连接，流道Ib的出口经阀门g21与脱氮塔塔顶冷凝器9内流道II的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器9内流道II的出口端与主换热器1内流道II的入口端连接，主换热器1内流道II的入口端还与阀门i23连接，主换热器1流道II的出口与循环氮气压缩机11的入口端连接。

本实施例中，所述的冷凝蒸发器7可以是内置式或外置式，也可以是浸浴虹吸型或膜式蒸发型。所述的低温分离器2与氢汽提塔3为同轴上下布置。

本实施例中，所述的系统采用氮循环的CO深冷分离的方法，它包括以下步骤：

S1、含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气经流道VI进入主换热器1内，净化气被主换热器1内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入低温分离器2内以进行第一次分离，分离后的气相为富氢气，富氢气进入流道IV内并经主换热器1复热至常温后出界区，在低温分离器2内分离后的液相分成两个支路：第一支路经阀门a15减压再进入流道V，该液相经主换热器1复热至一定温度后送入氢汽提塔3的中部参与精馏，第二个支路经阀门b16减压后直接送入氢汽提塔3的顶部做回流液；

S2、经过氢汽提塔3的精馏脱氢，在氢汽提塔3顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道III内并经主换热器1复热至常温后出界区，在氢汽提塔3底部得到的富CO液体经阀门c17减压后送入脱甲烷塔5中以继续精馏，氢汽提塔塔底蒸发器4为氢汽提塔3提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源；

S3、经过脱甲烷塔5的精馏脱甲烷，在其底部得到的富甲烷液体经阀门d18减压后与富氮气混合做燃料气，在脱甲烷塔5顶部得到的富CO气依次经冷凝蒸发器7、脱甲烷塔塔顶分离器8、阀门e19减压后送入脱氮塔6以继续精馏，冷凝蒸发器7为脱甲烷塔5提供回流液，采用脱氮塔6底部的CO液体做冷源；

S4、经过脱氮塔6的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶分离器10、阀门f20后与富甲烷液体混合，混合后进入流道VII内并经主换热器1复热至常温后出界区做燃料气，在脱氮塔6底部得到的CO液体进入流道VIII内并经主换热器1复热至常温后为CO产品出界区，冷凝蒸发器7为脱氮塔6提供上升的蒸发气，采用脱甲烷塔5顶部的富CO气做热源，脱氮塔塔顶冷凝器9为脱氮塔6提供回流液，采用液氮做冷源；

S5、从循环氮气压缩机11排出的中压氮气依次经Ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器4的入口端、氢汽提塔塔底蒸发器4出口端进入流道Ib内，中压氮气在主换热器1内被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮经阀门g21减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器9的流道II内，作为脱氮塔塔顶冷凝器9的冷源，而低压液氮在其中被部分气化并与经阀门i23减压的液氮混合，混合后一起进入主换热器1内流道II内，随后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。

因此本发明采用了氮气循环压缩、制冷工艺，充分发挥氮压机的高效率和低投资；同时通过设置冷凝蒸发器将脱甲烷塔和脱氮塔巧妙地连成一体，大幅降低精馏功耗。此外，还具有能耗低、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的特点。

所述的循环氮气压缩机11的入口压力为0.05~0.5MPa.G，排气压力为0.6~3.6MPa.G。所述的氢汽提塔3、脱甲烷塔5和脱氮塔6的操作压力分别为1.0~2.0MPa.G、0.4~1.0MPa.G和0.2~0.8MPa.G。

实施例二：如图2所示，本实施例与实施例一的区别在于：脱氮塔6的液相出口与主换热器1流道VIII的入口之间增加CO液体泵12，可以将循环氮气压缩机11的排气压力降低至2.1MPa.G，脱甲烷塔5的操作压力降低至0.6MPa.G，脱氮塔6的操作压力降低至0.3MPa.G，从而进一步降低系统功耗。

实施例三：如图3所示，本实施例与实施例一的区别在于：在主换热器1内流道Ia的出口增加一股物流，经阀门k24后送入透平膨胀机13的入口，透平膨胀机13的出口与低压氮气总管相连，在系统启动或冷量不足时，利用透平膨胀机13制取冷量。

实施例四：如图4所示，本实施例与实施例一的区别在于：采用低温闪蒸罐14代替氢汽提塔3，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。

实施例五：如图5所示，本实施例与实施例一的区别在于：取消脱甲烷塔塔顶分离器8，冷凝蒸发器7出口的富CO液体直接经阀门e19减压后送入脱氮塔6中，可以提高CO产品的纯度。

实施例六：如图6所示，本实施例与实施例一的区别在于：氢汽提塔塔底蒸发器4的热源采用净化气，对于有些场合可以降低循环氮压机的流量和能耗。

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 (7)

1.一种采用氮循环的CO深冷分离系统，其特征在于：它包括主换热器（1）、低温分离器（2）、氢汽提塔（3）、氢汽提塔塔底蒸发器（4）、脱甲烷塔（5）、脱氮塔（6）、冷凝蒸发器（7）、脱甲烷塔塔顶分离器（8）、脱氮塔塔顶冷凝器（9）、脱氮塔塔顶分离器（10）和循环氮气压缩机（11）；所述主换热器（1）内设置有流道Ia、流道Ib、流道II、流道III、流道IV、流道V、流道VI、流道VII、流道VIII和流道IX；脱氮塔塔顶冷凝器（9）内设置有流道I和流道II，氢汽提塔塔底蒸发器（4）设置于氢汽提塔（3）内且位于其底部，冷凝蒸发器（7）连接于脱甲烷塔（5）和脱氮塔（6）之间，主换热器（1）内流道VI的出口端与低温分离器（2）的入口相连，低温分离器（2）的气相出口与主换热器（1）内流道IV的入口端连接，低温分离器（2）的液相出口连接有两个支路，第一个支路经阀门a（15）与主换热器（1）内流道V的入口端相连，主换热器（1）内流道V的出口端与位于氢汽提塔（3）中部的入口端连接，第二个支路经阀门b（16）与位于氢汽提塔（3）顶部的入口端连接；

所述氢汽提塔（3）的气相出口与主换热器（1）内流道III的入口端连接，氢汽提塔（3）的液相出口经阀门c（17）与位于脱甲烷塔（5）中部的入口端连接；

所述脱甲烷塔（5）的液相出口分为两个支路，第一个支路与主换热器（1）内流道IX的入口端连接，流道IX的出口与位于脱甲烷塔（5）底部的入口端连接，第二个支路经阀门d（18）与阀门f（20）的一端连接，阀门f（20）的另一端与脱氮塔塔顶分离器（10）连接，阀门f（20）还与主换热器（1）内流道VII的入口端连接，脱甲烷塔（5）的气相出口与冷凝蒸发器（7）的入口相连，冷凝蒸发器（7）的出口与脱甲烷塔塔顶分离器（8）的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器（8）的液相出口与脱甲烷塔（5）的顶部入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器（8）的气相出口经阀门e（19）与位于脱氮塔（6）中部的入口端连接；

所述脱氮塔（6）的液相出口与主换热器（1）内流道VIII的入口端连接，脱氮塔（6）的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器（9）内流道I的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器（9）内流道I的出口与脱氮塔塔顶分离器（10）的入口相连，脱氮塔塔顶分离器（10）的液相出口与脱氮塔（6）的顶部入口相连；

所述循环氮气压缩机（11）的出口与主换热器（1）内流道Ia的入口端连接，主换热器（1）流道Ia的出口分为两个支路，第一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器（4）的入口相连，第二个支路经阀门h（22）与氢汽提塔塔底蒸发器（4）的出口连接，阀门h（22）的另一端还与主换热器（1）内流道Ib的入口端连接，流道Ib的出口经阀门g（21）与脱氮塔塔顶冷凝器（9）内流道II的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器（9）内流道II的出口端与主换热器（1）内流道II的入口端连接，主换热器（1）内流道II的入口端还与阀门i（23）连接，主换热器（1）流道II的出口与循环氮气压缩机（11）的入口端连接。

2.根据权利要求1所述的一种采用氮循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的冷凝蒸发器（7）为内置式或外置式。

3.根据权利要求1所述的一种采用氮循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的冷凝蒸发器（7）为浸浴虹吸型或膜式蒸发型。

4.根据权利要求1所述的一种采用氮循环的CO深冷分离系统，其特征在于：所述的低温分离器（2）与氢汽提塔（3）为同轴上下布置。

5.根据权利要求1~4中任意一项所述的采用氮循环的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CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气经流道VI进入主换热器（1）内，净化气被主换热器（1）内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入低温分离器（2）内以进行第一次分离，分离后的气相为富氢气，富氢气进入流道IV内并经主换热器（1）复热至常温后出界区，在低温分离器（2）内分离后的液相分成两个支路：第一支路经阀门a（15）减压再进入流道V，该液相经主换热器（1）复热至一定温度后送入氢汽提塔（3）的中部参与精馏，第二个支路经阀门b（16）减压后直接送入氢汽提塔（3）的顶部做回流液；

S2、经过氢汽提塔（3）的精馏脱氢，在氢汽提塔（3）顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道III内并经主换热器（1）复热至常温后出界区，在氢汽提塔（3）底部得到的富CO液体经阀门c（17）减压后送入脱甲烷塔（5）中以继续精馏，氢汽提塔塔底蒸发器（4）为氢汽提塔（3）提供上升的蒸发气，采用循环氮气或净化气做热源；

S3、经过脱甲烷塔（5）的精馏脱甲烷，在其底部得到的富甲烷液体经阀门d（18）减压后与富氮气混合做燃料气，在脱甲烷塔（5）顶部得到的富CO气依次经冷凝蒸发器（7）、脱甲烷塔塔顶分离器（8）、阀门e（19）减压后送入脱氮塔（6）以继续精馏，冷凝蒸发器（7）为脱甲烷塔（5）提供回流液，采用脱氮塔（6）底部的CO液体做冷源；

S4、经过脱氮塔（6）的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶分离器（10）、阀门f（20）后与富甲烷液体混合，混合后进入流道VII内并经主换热器（1）复热至常温后出界区做燃料气，在脱氮塔（6）底部得到的CO液体进入流道VIII内并经主换热器（1）复热至常温后为CO产品出界区，冷凝蒸发器（7）为脱氮塔（6）提供上升的蒸发气，采用脱甲烷塔（5）顶部的富CO气做热源，脱氮塔塔顶冷凝器（9）为脱氮塔（6）提供回流液，采用液氮做冷源；

S5、从循环氮气压缩机（11）排出的中压氮气依次经Ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器（4）的入口端、氢汽提塔塔底蒸发器（4）出口端进入流道Ib内，中压氮气在主换热器（1）内被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮经阀门g（21）减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器（9）的流道II内，作为脱氮塔塔顶冷凝器（9）的冷源，而低压液氮在其中被部分气化并与经阀门i（23）减压的液氮混合，混合后一起进入主换热器（1）内流道II内，随后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。

6.根据权利要求5所述的采用氮循环的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）的入口压力为0.05~0.5MPa(G)，排气压力为0.6~3.6MPa(G)。

7.根据权利要求5所述的采用氮循环的CO深冷分离系统的分离方法，其特征在于：所述的氢汽提塔（3）、脱甲烷塔（5）和脱氮塔（6）的操作压力分别为1.0~2.0MPa(G)、0.4~1.0MPa(G)和0.2~0.8MPa(G)。

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