CN107543369B - 一种深冷分离co、h2的双循环甲烷洗涤系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，它包括主换热器、甲烷洗涤塔、氢汽提塔、脱甲烷塔、塔顶冷凝器、脱氮塔、甲烷液体泵、循环氮气压缩机和CO压缩机，它还公开了方法，它具有换热、甲烷洗涤、脱氢、脱甲烷、脱氮、氮气压缩制冷循环和CO压缩循环等步骤。本发明的有益效果是：大幅降低生产H2的能耗和投资，还可以提高CO和H2的回收率；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；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

一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统及方法
技术领域
本发明涉及深冷气体分离领域，特别是一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统及方法。
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、天然气/石脑油蒸汽转化或焦炉煤气，在合成气中除了含CO、H2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。
在乙二醇、乙醇合成装置中，生产CO的同时需要联产高纯度的H2（H2纯度≥99.9%），通常的做法是将CO深冷分离装置生产的富氢气送入PSA制氢装置中进一步提纯，富氢气中氢的含量越高，H2的回收率就越高、能耗越低。CO深冷分离装置中分离氢的方法主要有冷凝分离法和甲烷洗涤法，当合成气中甲烷含量超过2.5%时，就可采用甲烷洗涤法将富氢气中的氢含量提高至97~99%，从而提高CO和H2的回收率，同时降低装置的能耗。
中国发明专利授权号CN 101680713 B“通过低温蒸馏分离包含一氧化碳、甲烷、氢和可选的氮的混合物的方法”和美国专利US 6578377 B1‘Recovery of hydrogen andcarbon monoxide from mixtures including methane and hydrocarbons heavier thanmethane’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。
中国发明专利申请号CN 201510014944.9 “一种高效分离合成气制取氢气及一氧化碳的方法及装置”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，但精馏塔均采用常规的蒸发器和冷凝器，其中蒸发器采用氮气和原料气做热源、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，存在精馏能耗过高的缺点。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术的缺点，提供一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统及方法。
本发明的目的通过以下技术方案来实现：一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，它包括主换热器、甲烷洗涤塔、侧凝器、氢汽提塔、氢汽提塔塔底蒸发器、脱甲烷塔、脱氮塔、脱甲烷塔塔顶冷凝器、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、甲烷液体泵、CO压缩机和循环氮气压缩机；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、流道II和流道III，氢汽提塔塔底蒸发器设置于氢汽提塔内且位于其底部，脱甲烷塔塔顶冷凝器设置于脱甲烷塔内且位于其顶部，主换热器内流道IV的出口端与位于甲烷洗涤塔底部的入口端连接，甲烷洗涤塔的气相出口与主换热器内流道III的入口端连接，甲烷洗涤塔的液相出口经阀门A与位于氢汽提塔中部的入口端连接，甲烷洗涤塔的中部进出口分别与侧凝器的端口D和端口C连接；
所述氢汽提塔的气相出口与主换热器内流道V的入口端连接，氢汽提塔的液相出口经阀门D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与甲烷液体泵的入口相连，甲烷液体泵的出口与主换热器内流道IX的入口端相连，流道IX的上部出口经阀门E与位于脱甲烷塔底部的入口端连接，流道IX的下部出口分成三个支路，第一个支路经阀门L与外部连通，第二个支路经阀门B与位于甲烷洗涤塔顶部的入口端连接，第三个支路经阀门C与位于氢汽提塔顶部的入口端连接，脱甲烷塔的气相出口与脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口E相连，脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口F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位于脱甲烷塔顶部的入口端相连，脱甲烷塔塔顶分离器的气相出口经阀门F与位于脱氮塔中部的入口端相连；
所述脱氮塔的液相出口经阀门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VIII的入口相连，流道VIII的出口与CO压缩机的入口相连，CO压缩机的出口分成两个支路，第一个支路作为CO产品出界区，第二个支路作为CO循环气与主换热器内流道VI的入口相连，主换热器内流道VI的出口经阀门M与位于脱氮塔底部的入口端连接，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位于脱氮塔顶部的入口端连接，脱氮塔塔顶分离器的气相出口与流道VII的入口相连；
所述循环氮气压缩机的出口与主换热器内流道Ia的入口相连，流道Ia的出口连接有两个支路，一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器的入口相连，另一个支路经阀门I与氢汽提塔塔底蒸发器的出口连接，氢汽提塔塔底蒸发器的出口与流道Ib的入口连接，流道Ib的出口连接有三个支路，第一个支路经阀门H与脱氮塔塔顶冷凝器内流道III的入口端连接，第二个支路经阀门J与侧凝器的接口B相连，第三个支路经阀门Y减压后与脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口G相连，脱氮塔塔顶冷凝器内流道III的出口、侧凝器的接口A、脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口H均与主换热器内流道II的入口相连，主换热器内流道II的出口与循环氮气压缩机的入口相连，主换热器内流道II的入口处还连接有阀门K。
所述的CO压缩机和循环氮气压缩机为离心式或活塞式压缩机，也可以为组合式一体机。
所述的甲烷液体泵为立式低温离心泵。
所述的CO压缩机和循环氮气压缩机由电机驱动或汽轮机一拖二驱动。
所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，它包括以下步骤：
S1、含CO、氢气、甲烷和少量氮气、氩气的净化气进入流道IV，净化气被主换热器内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入甲烷洗涤塔的底部以进行第一次精馏，在甲烷洗涤塔顶部得到的氢气产品，氢气产品进入主换热器内的流道III，主换热器将氢气产品复热至常温后出界区，在甲烷洗涤塔底部得到的液体经阀门A减压后送入氢汽提塔的中部以继续精馏，甲烷洗涤塔顶部的回流液为经甲烷液体泵增压的液态甲烷，侧凝器为甲烷洗涤塔提供中部回流液，采用液氮做冷源；
S2、经过氢汽提塔的精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道V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液体经阀门D减压后送入脱甲烷塔中以续精馏，氢汽提塔顶部的回流液为经甲烷液体泵增压的液态甲烷，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，在其顶部得到的富CO气经脱甲烷塔塔顶冷凝器的接口F、脱甲烷塔塔顶分离器、阀门F减压后送入脱氮塔中以继续精馏，在脱甲烷塔底部得到的甲烷液体经甲烷液体泵增压后进入流道IX中，以在主换热器中换热，一部分甲烷液体被复热气化后经阀门E减压后返回至脱甲烷塔的底部，为脱甲烷塔提供上升的蒸发气，另一部分甲烷液体被过冷后分成三股，第一股经阀门L减压后作为LNG产品出界区，第二股经阀门B减压后送入甲烷洗涤塔的顶部，为甲烷洗涤塔提供顶部的回流液，第三股经阀门C减压后送入氢汽提塔的顶部，为氢汽提塔提供顶部的回流液，脱甲烷塔的顶部设有脱甲烷塔塔顶冷凝器，为脱甲烷塔提供回流液，采用液氮做冷源；
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冷凝器内流道I、脱氮塔塔顶分离器、流道VII后出界区，在脱氮塔底部得到的CO液体经阀门G减压后，依次经脱氮塔塔顶冷凝器内流道II、主换热器内流道VIII送入CO压缩机中，经CO压缩机增压的中压CO气大部分作为CO产品出界区，小部分作为CO循环气并经主换热器内冷流体冷却，随后经阀门M减压后送入脱甲烷塔的底部做上升的蒸发气，脱氮塔塔顶冷凝器为脱氮塔提供回流液，采用CO液体和液氮做冷源；
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、流道Ib，中压氮气被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮分成三股，第一股经阀门H减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器内流道III为脱氮塔塔顶冷凝器提供冷源，第二股经阀门J减压后作为侧凝器的冷源，第三股经阀门Y减压后作为脱甲烷塔塔顶冷凝器的冷源，低压液氮在脱氮塔塔顶冷凝器、侧凝器和脱甲烷塔塔顶冷凝器中被部分气化，与经阀门K减压的液氮混合，并一起进入主换热器内流道II中，经主换热器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CO压缩机由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度。
所述CO压缩机的入口压力为0.01~0.25MPa.G，排气压力为0.5~3.6MPa.G。
所述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。
本发明具有以下优点：1、本发明采用甲烷洗涤法生产H2，大幅降低生产H2的能耗和投资，还可以提高CO和H2的回收率；2、采用氮气压缩和CO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；3、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；4、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；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；
图中，1-主换热器，2-甲烷洗涤塔，3-侧凝器，4-氢汽提塔，5-氢汽提塔塔底蒸发器，6-脱甲烷塔，7-脱氮塔，8-脱甲烷塔塔顶冷凝器，9-脱甲烷塔塔顶分离器，10-脱氮塔塔顶冷凝器，11-脱氮塔塔顶分离器，12-甲烷液体泵，13-CO压缩机，14-循环氮气压缩机，15-透平膨胀机，16-低温预冷机组，17-脱甲烷塔塔底蒸发器，18-阀门A，19-阀门B，20-阀门C，21-阀门D，22-阀门E，23-阀门F，24-阀门G，25-阀门H，26-阀门I，27-阀门J，28-阀门K，29-阀门L，30-阀门M，31-阀门Y，32-阀门Z。
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，一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，它包括主换热器1、甲烷洗涤塔2、侧凝器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、脱甲烷塔塔顶冷凝器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、甲烷液体泵12、CO压缩机13和循环氮气压缩机14；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10内设置有流道I、流道II和流道III，氢汽提塔塔底蒸发器5设置于氢汽提塔4内且位于其底部，脱甲烷塔塔顶冷凝器8设置于脱甲烷塔6内且位于其顶部，主换热器1内流道IV的出口端与位于甲烷洗涤塔2底部的入口端连接，甲烷洗涤塔2的气相出口与主换热器1内流道III的入口端连接，甲烷洗涤塔2的液相出口经阀门A18与位于氢汽提塔4中部的入口端连接，甲烷洗涤塔2的中部进出口分别与侧凝器3的端口D和端口C连接。
本实施例中，所述氢汽提塔4的气相出口与主换热器1内流道V的入口端连接，氢汽提塔4的液相出口经阀门D21与位于脱甲烷塔6中部的入口端连接。
本实施例中，所述脱甲烷塔6的液相出口与甲烷液体泵12的入口相连，甲烷液体泵12的出口与主换热器1内流道IX的入口端相连，流道IX的上部出口经阀门E22与位于脱甲烷塔6底部的入口端连接，流道IX的下部出口分成三个支路，第一个支路经阀门L29与外部连通，第二个支路经阀门B19与位于甲烷洗涤塔2顶部的入口端连接，第三个支路经阀门C20与位于氢汽提塔4顶部的入口端连接，脱甲烷塔6的气相出口与脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口E相连，脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口F与脱甲烷塔塔顶分离器9的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器9的液相出口与位于脱甲烷塔6顶部的入口端相连，脱甲烷塔塔顶分离器9的气相出口经阀门F23与位于脱氮塔7中部的入口端相连。
本实施例中，所述脱氮塔7的液相出口经阀门G24与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道II的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道II的出口端与主换热器1内流道VIII的入口相连，流道VIII的出口与CO压缩机13的入口相连，CO压缩机13的出口分成两个支路，第一个支路作为CO产品出界区，第二个支路作为CO循环气与主换热器1内流道VI的入口相连，主换热器1内流道VI的出口经阀门M30与位于脱氮塔7底部的入口端连接，脱氮塔7的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道I的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道I的出口与脱氮塔塔顶分离器11的入口相连，脱氮塔塔顶分离器11的液相出口与位于脱氮塔7顶部的入口端连接，脱氮塔塔顶分离器11的气相出口与流道VII的入口相连。
本实施例中，所述循环氮气压缩机14的出口与主换热器1内流道Ia的入口相连，流道Ia的出口连接有两个支路，一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器5的入口相连，另一个支路经阀门I26与氢汽提塔塔底蒸发器5的出口连接，氢汽提塔塔底蒸发器5的出口与流道Ib的入口连接，流道Ib的出口连接有三个支路，第一个支路经阀门H25与脱氮塔塔顶冷凝器10内流道III的入口端连接，第二个支路经阀门J27与侧凝器3的接口B相连，第三个支路经阀门Y31减压后与脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口G相连，脱氮塔塔顶冷凝器10内流道III的出口、侧凝器3的接口A、脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口H均与主换热器1内流道II的入口相连，主换热器1内流道II的出口与循环氮气压缩机14的入口相连，主换热器1内流道II的入口处还连接有阀门K28。
本实施例中，所述的CO压缩机13和循环氮气压缩机14为离心式或活塞式压缩机，也可以为组合式一体机。所述的甲烷液体泵12为立式低温离心泵。所述的CO压缩机13和循环氮气压缩机14由电机驱动或汽轮机一拖二驱动。
本实施例中，所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，它包括以下步骤：
S1、含CO、氢气、甲烷和少量氮气、氩气的净化气进入流道IV，净化气被主换热器1内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入甲烷洗涤塔2的底部以进行第一次精馏，在甲烷洗涤塔2顶部得到的氢气产品，氢气产品进入主换热器1内的流道III，主换热器1将氢气产品复热至常温后出界区，在甲烷洗涤塔2底部得到的液体经阀门A18减压后送入氢汽提塔4的中部以继续精馏，甲烷洗涤塔2顶部的回流液为经甲烷液体泵12增压的液态甲烷，侧凝器3为甲烷洗涤塔2提供中部回流液，采用液氮做冷源；
S2、经过氢汽提塔4的精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道V内，并经主换热器1复热至常温后出界区，在氢汽提塔4底部得到的液体经阀门D21减压后送入脱甲烷塔6中以续精馏，氢汽提塔4顶部的回流液为经甲烷液体泵12增压的液态甲烷，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、经过脱甲烷塔6的精馏脱甲烷，在其顶部得到的富CO气经脱甲烷塔塔顶冷凝器8的接口F、脱甲烷塔塔顶分离器9、阀门F23减压后送入脱氮塔7中以继续精馏，在脱甲烷塔6底部得到的甲烷液体经甲烷液体泵12增压后进入流道IX中，以在主换热器1中换热，一部分甲烷液体被复热气化后经阀门E22减压后返回至脱甲烷塔6的底部，为脱甲烷塔6提供上升的蒸发气，另一部分甲烷液体被过冷后分成三股，第一股经阀门L29减压后作为LNG产品出界区，第二股经阀门B19减压后送入甲烷洗涤塔2的顶部，为甲烷洗涤塔2提供顶部的回流液，第三股经阀门C20减压后送入氢汽提塔4的顶部，为氢汽提塔4提供顶部的回流液，脱甲烷塔6的顶部设有脱甲烷塔塔顶冷凝器8，为脱甲烷塔6提供回流液，采用液氮做冷源；
S4、经过脱氮塔7的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶冷凝器10内流道I、脱氮塔塔顶分离器11、流道VII后出界区，在脱氮塔7底部得到的CO液体经阀门G24减压后，依次经脱氮塔塔顶冷凝器10内流道II、主换热器1内流道VIII送入CO压缩机13中，经CO压缩机13增压的中压CO气大部分作为CO产品出界区，小部分作为CO循环气并经主换热器1内冷流体冷却，随后经阀门M30减压后送入脱甲烷塔6的底部做上升的蒸发气，脱氮塔塔顶冷凝器10为脱氮塔7提供回流液，采用CO液体和液氮做冷源；
S5、从循环氮气压缩机14排出的中压氮气依次经Ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器5、流道Ib，中压氮气被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮分成三股，第一股经阀门H25减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器10内流道III为脱氮塔塔顶冷凝器10提供冷源，第二股经阀门J27减压后作为侧凝器3的冷源，第三股经阀门Y31减压后作为脱甲烷塔塔顶冷凝器8的冷源，低压液氮在脱氮塔塔顶冷凝器10、侧凝器3和脱甲烷塔塔顶冷凝器8中被部分气化，与经阀门K28减压的液氮混合，并一起进入主换热器1内流道II中，经主换热器1复热至常温后送入循环氮气压缩机14继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。
本发明采用甲烷洗涤法生产H2，大幅降低生产H2的能耗和投资，还可以提高CO和H2的回收率，同时采用氮气压缩和CO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。
本实施例中，所述CO压缩机13由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度。所述CO压缩机13的入口压力为0.01~0.25MPa.G，排气压力为0.5~3.6MPa.G。所述循环氮气压缩机14的入口压力为0.05~0.5MPa.G，排气压力为0.6~3.6MPa.G。
实施例二：如图2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Z32后送入透平膨胀机15的入口，透平膨胀机15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15制取冷量。
实施例三：如图3所示，本实施例与实施例一的区别在于：主换热器1增加流道X，并与低温预冷机组16相连，为系统提供温度在-40~40℃等级的冷量。
实施例四：如图4所示，本实施例与实施例一的区别在于：采用先脱氮气再脱甲烷的工艺路线，脱氮塔7底部的蒸发器采用主换热器1的一个换热流道XI，脱甲烷塔6的底部增加脱甲烷塔塔底蒸发器17，采用循环氮气做热源，为脱甲烷塔6提供上升的蒸发气，采用CO循环气做脱甲烷塔6的塔顶回流液。
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 (8)

1.一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，其特征在于：它包括主换热器（1）、甲烷洗涤塔（2）、侧凝器（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）、脱甲烷塔塔顶冷凝器（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）、甲烷液体泵（12）、CO压缩机（13）和循环氮气压缩机（14）；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（10）内设置有流道I、流道II和流道III，氢汽提塔塔底蒸发器（5）设置于氢汽提塔（4）内且位于其底部，脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）设置于脱甲烷塔（6）内且位于其顶部，主换热器（1）内流道IV的出口端与位于甲烷洗涤塔（2）底部的入口端连接，甲烷洗涤塔（2）的气相出口与主换热器（1）内流道III的入口端连接，甲烷洗涤塔（2）的液相出口经阀门A（18）与位于氢汽提塔（4）中部的入口端连接，甲烷洗涤塔（2）的中部进出口分别与侧凝器（3）的端口D和端口C连接；
所述氢汽提塔（4）的气相出口与主换热器（1）内流道V的入口端连接，氢汽提塔（4）的液相出口经阀门D（21）与位于脱甲烷塔（6）中部的入口端连接；
所述脱甲烷塔（6）的液相出口与甲烷液体泵（12）的入口相连，甲烷液体泵（12）的出口与主换热器（1）内流道IX的入口端相连，流道IX的上部出口经阀门E（22）与位于脱甲烷塔（6）底部的入口端连接，流道IX的下部出口分成三个支路，第一个支路经阀门L（29）与外部连通，第二个支路经阀门B（19）与位于甲烷洗涤塔（2）顶部的入口端连接，第三个支路经阀门C（20）与位于氢汽提塔（4）顶部的入口端连接，脱甲烷塔（6）的气相出口与脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的接口E相连，脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的接口F与脱甲烷塔塔顶分离器（9）的入口相连，脱甲烷塔塔顶分离器（9）的液相出口与位于脱甲烷塔（6）顶部的入口端相连，脱甲烷塔塔顶分离器（9）的气相出口经阀门F（23）与位于脱氮塔（7）中部的入口端相连；
所述脱氮塔（7）的液相出口经阀门G（24）与脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道II的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道II的出口端与主换热器（1）内流道VIII的入口相连，流道VIII的出口与CO压缩机（13）的入口相连，CO压缩机（13）的出口分成两个支路，第一个支路作为CO产品出界区，第二个支路作为CO循环气与主换热器（1）内流道VI的入口相连，主换热器（1）内流道VI的出口经阀门M（30）与位于脱氮塔（7）底部的入口端连接，脱氮塔（7）的气相出口与脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道I的入口端连接，脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道I的出口与脱氮塔塔顶分离器（11）的入口相连，脱氮塔塔顶分离器（11）的液相出口与位于脱氮塔（7）顶部的入口端连接，脱氮塔塔顶分离器（11）的气相出口与流道VII的入口相连；
所述循环氮气压缩机（14）的出口与主换热器（1）内流道Ia的入口相连，流道Ia的出口连接有两个支路，一个支路与氢汽提塔塔底蒸发器（5）的入口相连，另一个支路经阀门I（26）与氢汽提塔塔底蒸发器（5）的出口连接，氢汽提塔塔底蒸发器（5）的出口与流道Ib的入口连接，流道Ib的出口连接有三个支路，第一个支路经阀门H（25）与脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道III的入口端连接，第二个支路经阀门J（27）与侧凝器（3）的接口B相连，第三个支路经阀门Y（31）减压后与脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的接口G相连，脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道III的出口、侧凝器（3）的接口A、脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的接口H均与主换热器（1）内流道II的入口相连，主换热器（1）内流道II的出口与循环氮气压缩机（14）的入口相连，主换热器（1）内流道II的入口处还连接有阀门K（28）。
2.根据权利要求1所述的一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，其特征在于：所述的CO压缩机（13）和循环氮气压缩机（14）为离心式或活塞式压缩机，也可以为组合式一体机。
3.根据权利要求1所述的一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，其特征在于：所述的甲烷液体泵（12）为立式低温离心泵。
4.根据权利要求1所述的一种深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤系统，其特征在于：所述的CO压缩机（13）和循环氮气压缩机（14）由电机驱动或汽轮机一拖二驱动。
5.根据权利要求1~4中任意一项所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，其特征在于：它包括以下步骤：
S1、含CO、氢气、甲烷和少量氮气、氩气的净化气进入流道IV，净化气被主换热器（1）内的冷流体冷却并部分冷凝，随后进入甲烷洗涤塔（2）的底部以进行第一次精馏，在甲烷洗涤塔（2）顶部得到的氢气产品，氢气产品进入主换热器（1）内的流道III，主换热器（1）将氢气产品复热至常温后出界区，在甲烷洗涤塔（2）底部得到的液体经阀门A（18）减压后送入氢汽提塔（4）的中部以继续精馏，甲烷洗涤塔（2）顶部的回流液为经甲烷液体泵（12）增压的液态甲烷，侧凝器（3）为甲烷洗涤塔（2）提供中部回流液，采用液氮做冷源；
S2、经过氢汽提塔（4）的精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气进入流道V内，并经主换热器（1）复热至常温后出界区，在氢汽提塔（4）底部得到的液体经阀门D（21）减压后送入脱甲烷塔（6）中以续精馏，氢汽提塔（4）顶部的回流液为经甲烷液体泵（12）增压的液态甲烷，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、经过脱甲烷塔（6）的精馏脱甲烷，在其顶部得到的富CO气经脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的接口F、脱甲烷塔塔顶分离器（9）、阀门F（23）减压后送入脱氮塔（7）中以继续精馏，在脱甲烷塔（6）底部得到的甲烷液体经甲烷液体泵（12）增压后进入流道IX中，以在主换热器（1）中换热，一部分甲烷液体被复热气化后经阀门E（22）减压后返回至脱甲烷塔（6）的底部，为脱甲烷塔（6）提供上升的蒸发气，另一部分甲烷液体被过冷后分成三股，第一股经阀门L（29）减压后作为LNG产品出界区，第二股经阀门B（19）减压后送入甲烷洗涤塔（2）的顶部，为甲烷洗涤塔（2）提供顶部的回流液，第三股经阀门C（20）减压后送入氢汽提塔（4）的顶部，为氢汽提塔（4）提供顶部的回流液，脱甲烷塔（6）的顶部设有脱甲烷塔塔顶冷凝器（8），为脱甲烷塔（6）提供回流液，采用液氮做冷源；
S4、经过脱氮塔（7）的精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气依次经脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道I、脱氮塔塔顶分离器（11）、流道VII后出界区，在脱氮塔（7）底部得到的CO液体经阀门G（24）减压后，依次经脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道II、主换热器（1）内流道VIII送入CO压缩机（13）中，经CO压缩机（13）增压的中压CO气大部分作为CO产品出界区，小部分作为CO循环气并经主换热器（1）内冷流体冷却，随后经阀门M（30）减压后送入脱甲烷塔（6）的底部做上升的蒸发气，脱氮塔塔顶冷凝器（10）为脱氮塔（7）提供回流液，采用CO液体和液氮做冷源；
S5、从循环氮气压缩机（14）排出的中压氮气依次经Ia通道、氢汽提塔塔底蒸发器（5）、流道Ib，中压氮气被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮分成三股，第一股经阀门H（25）减压后进入脱氮塔塔顶冷凝器（10）内流道III为脱氮塔塔顶冷凝器（10）提供冷源，第二股经阀门J（27）减压后作为侧凝器（3）的冷源，第三股经阀门Y（31）减压后作为脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）的冷源，低压液氮在脱氮塔塔顶冷凝器（10）、侧凝器（3）和脱甲烷塔塔顶冷凝器（8）中被部分气化，与经阀门K（28）减压的液氮混合，并一起进入主换热器（1）内流道II中，经主换热器（1）复热至常温后送入循环氮气压缩机（14）继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。
6.根据权利要求5所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，其特征在于：所述CO压缩机（13）由入口压力控制其入口导叶或入口调阀的开度。
7.根据权利要求5所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，其特征在于：所述CO压缩机（13）的入口压力为0.01~0.25MPa(G)，排气压力为0.5~3.6MPa(G)。
8.根据权利要求5所述的系统深冷分离CO、H2的双循环甲烷洗涤的方法，其特征在于：所述循环氮气压缩机（14）的入口压力为0.05~0.5MPa(G)，排气压力为0.6~3.6MPa(G)。
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