CN107934963B - 一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统及制备方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统及制备方法，解决了现有技术中二氧化碳纯度不高、能源利用不充分、生产成本高的问题。本发明系统包括混合压缩系统、脱硫催化燃烧系统、干燥过滤系统和提纯系统；混合压缩系统包括汽化器、预热器、原料气混合罐、压缩机和空温汽化器；脱硫催化燃烧系统包括换热器、电加热器、脱硫塔和催化反应器，干燥过滤系统包括水冷器、干燥塔和过滤器；提纯系统包括提纯塔、进料泵、第一气液分离器、液化器和第二气液分离器。液体工业级二氧化碳经汽化后与氧气混合，然后压缩、脱硫燃烧，降温干燥，再气液分离，分离后液体经提纯后得到食品级液体二氧化碳。本发明结构简单，生产成本低，回收率高。

Description

一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统及制备方法

技术领域

本发明属于二氧化碳生产技术领域，具体涉及一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统及制备方法。

背景技术

随着工业的发展，我国二氧化碳的排放量在逐年上升，二氧化碳的大量排放，引起温室效应受到全世界的高度重视，发达国家都已制定了二氧化碳的排放制度，来减少二氧化碳的排放。同时二氧化碳作为一种可以利用的宝贵资源，在化学工业、食品工业、机械加工、石油开采等诸多领域大量应用，因此回收利用是减排二氧化碳的一种重要方法，而在回收利用的方法中制取工业级和食品级二氧化碳是比较成功的一种，已有大量的工业化系统。在这些工业化系统中大多以煤制氢、合成氨或甲醇的过程中变压吸附脱碳放空气为原料，通过压缩、净化干燥、液化提纯等工序制备液体二氧化碳。这样得到的产品往往含有较高的烃类、醇类、醛类等物质，影响了二氧化碳的品质，达不到食品级二氧化碳的标准。食品级二氧化碳相对于工业级二氧化碳具有更高的价值，对于企业而言具有更好的经济效益。

因此，提供一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，生产成本低，回收率高，产品纯度高且质量稳定，成为了本领域技术人员亟待解决的问题。

发明内容

本发明解决的技术问题是：提供一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，解决现有技术中二氧化碳纯度不高、能源利用不充分、生产成本高的问题。

本发明还提供了一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法。

本发明采用的技术方案如下：

本发明的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，包括混合压缩系统、脱硫催化燃烧系统、干燥过滤系统和提纯系统；

混合压缩系统包括汽化器、预热器、原料气混合罐、压缩机和空温汽化器；汽化器的壳程出口与预热器的管程入口经管道连接，预热器的管程出口、空温汽化器的管程出口分别通过管道与原料气混合罐连接，原料气混合罐的出口与压缩机的入口经管道连接；

脱硫催化燃烧系统包括换热器、电加热器、脱硫塔和催化反应器，换热器的壳程入口与压缩机的出口经管道连接，换热器的壳程出口与电加热器的入口经管道连接，电加热器的出口与脱硫塔的入口经管道连接，脱硫塔的出口与催化反应器的入口经管道连接，催化反应器的出口与换热器的管程入口经管道连接，换热器的管程出口与预热器的壳程入口经管道连接；

干燥过滤系统包括依次管道连接的水冷器、干燥塔和过滤器，水冷器的入口与预热器的壳程出口经管道连接；

提纯系统包括提纯塔、进料泵、第一气液分离器、液化器和第二气液分离器，第一气液分离器有两个入口，提纯塔包括上部的填料段、下部的塔釜段、塔顶的不凝气出口、以及位于填料段的液体入口和成品出口，塔釜段内设置有盘管换热器作为再沸器，再沸器的管程入口与过滤器的出口经管道连接，再沸器的管程出口与汽化器的管程入口经管道连接，汽化器的管程出口与第一气液分离器的一个入口管道连接；第一气液分离器的气体出口与液化器的入口管道连接，液化器的出口与第二气液分离器的入口管道连接，第二气液分离器的气体出口管道连接外部放空装置和原料气混合罐，第二气液分离器的液体出口与第一气液分离器的另一个入口管道连接；第一气液分离器的液体出口与进料泵的入口管道连接，进料泵的出口与提纯塔填料段液体入口管道连接，不凝气出口与液化器的入口经管道连接，成品出口外接食品级液体二氧化碳收集装置。

进一步地，汽化器为釜式换热器，换热器为二级换热器，催化反应器为固定床式反应器，干燥塔为双塔设置，过滤器为高精度过滤器，过滤精度≤0.05um，液化器为满液式蒸发冷凝器。

进一步地，第二气液分离器的气体出口与原料气混合罐管道连接，第二气液分离器的气体出口与原料气混合罐连接管道上设置有回流控制阀，回流控制阀用于定流量循环；第二气液分离器的气体出口还连接有排空管道，排空管道上设置有用于稳压排空的第一压力控制阀。

进一步地，塔釜段内设置有备用盘管，当过滤气体提供的热量不够时启用备用盘管，备用盘管由冰机系统引出约40℃液氨提供热量。

进一步地，压缩机的出口通过管道与原料气混合罐连接，压缩机的出口与原料气混合罐连接的管道上设置有第二压力控制阀，第二压力控制阀用于控制原料气混合罐的压力，空温汽化器的管程出口与原料气混合罐连接的管道上设置有流量控制阀，流量控制阀用于调节氧气的流量。

本发明的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，采用如上所述的制备系统进行，包括以下步骤：

步骤A：混合压缩：液体工业级二氧化碳经减压后进入汽化器的壳程汽化，汽化后的工业级二氧化碳再经预热器预热后进入原料气混合罐；液氧经过空温汽化器汽化后进入原料气混合罐，与工业级二氧化碳混合，混合后的原料气进入压缩机压缩，得到压缩气；

步骤B：脱硫、催化燃烧：经步骤A压缩后的压缩气依次经换热器、电加热器加热后，进入脱硫塔脱硫，然后进入催化反应器，脱除烃类、醛类、醇及脂，得到催化燃烧后的气体；

步骤C：干燥过滤：催化燃烧后的气体进入换热器的管程，与压缩气进行热交换后进入预热器的壳程，与汽化后的工业级二氧化碳进行热交换后，再依次经水冷器冷却、经干燥塔干燥、经过滤器过滤、去除固体颗粒或粉尘，得到过滤气体；

步骤D：提纯：过滤气体经再沸器的管程入口进入提纯塔，为提纯塔提供热量，再由再沸器的管程出口排出、经管道进入汽化器的管程，与液体工业级二氧化碳进行热交换后进入第一气液分离器进行气液分离，经第一气液分离器分离后的气体经进入液化器进一步液化，液化后的产物进入第二气液分离器进行气液分离，经第二气液分离器分离后的液体进入第一气液分离器，经第二气液分离器分离的气体放空或回流至原料气混合罐中，第一气液分离器中的液体经进料泵进入提纯塔的填料段进行纯化，得到食品级液体二氧化碳和不凝气，食品级液体二氧化碳经提纯塔的成品出口排出，不凝气经提纯塔塔顶的气体出口进入液化器。

进一步地，步骤A中，液体工业级二氧化碳减压至1.0～1.7MPa(G)后，进入汽化器的壳程，在-38～-23℃下汽化；汽化后的工业级二氧化碳再经预热器预热到40℃后，进入原料气混合罐，混合后的原料气中氧的体积含量为0.8～2.0％；压缩气的压力为2.0～3.5MPa(G)，温度为60～150℃；

步骤B中压缩气经换热器换热后温度由60～150℃升至200～350℃，再经电加热器加热到200～450℃，进入脱硫塔将硫脱至0.1PPm以下；

步骤C中经水冷器冷却后的气体温度为40℃，再经干燥塔脱脱除其中的游离水至≤10PPm；

步骤D中，经再沸器降温后的气体温度为-10～5℃。

进一步地，干燥塔内的干燥剂为选自分子筛或硅胶中的一种或两种。

进一步地，脱硫塔中的脱硫剂为中温氧化锌脱硫剂，温度应用范围为200～400℃，压力范围为2.0～3.5MPa(G)，脱硫精度≤0.1PPm。

进一步地，催化反应器为固定床式，催化反应器中的催化剂为Pd或Pt贵金属催化剂，温度应用范围为250～500℃，压力为2.0～3.5MPa(G)，可催化燃烧的物质包括烷烃、烯烃、炔烃、醇类、醛类及脂类。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

(1)本发明结构简单，设计科学，生产成本低，回收率高，产品纯度高且质量稳定。

(2)本发明充分利用了液体工业级二氧化碳汽化的冷量、压缩机的压缩热、催化反应后的热量，最大化的节约了系统能耗。

(3)本发明将由第二气液分离器分离出来的气体部分定量回流到原料气混合罐中，部分放空，大大提高了回收率，并且由第二气液分离器分离出来的气体中有部分氧气，这样就得到了循环利用，减少了氧气的消耗量。

(4)本发明工艺操作简单，环保，最后得到的二氧化碳产品浓度≥99.99％，其他的各项杂质指标也优于食品级二氧化碳GB10621-2006国标的标准，是高纯度高品质的食品级二氧化碳。

附图说明

附图1为本发明的结构示意图。

具体实施方式

实施例1

本实施例提供了一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，结构简单，设计科学，生产成本低，回收率高，产品纯度高且质量稳定。本发明一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，包括混合压缩系统、脱硫催化燃烧系统、干燥过滤系统和提纯系统。

所述混合压缩系统包括汽化器、预热器、原料气混合罐、压缩机和空温汽化器；所述汽化器为釜式换热器，所述汽化器的壳程出口与所述预热器的管程入口经管道连接，所述预热器的管程出口、所述空温汽化器的管程出口分别通过管道与所述原料气混合罐连接，所述原料气混合罐的出口与所述压缩机的入口经管道连接。

所述脱硫催化燃烧系统包括换热器、电加热器、脱硫塔和固定床式催化反应器，所述换热器为二级换热器，所述换热器的壳程入口与所述压缩机的出口经管道连接，所述换热器的壳程出口与所述电加热器的入口经管道连接，所述电加热器的出口与所述脱硫塔的入口经管道连接，所述脱硫塔的出口与所述催化反应器的入口经管道连接，所述催化反应器的出口与所述换热器的管程入口经管道连接，所述换热器的管程出口与所述预热器的壳程入口经管道连接。

所述干燥过滤系统包括依次管道连接的水冷器、干燥塔和过滤器，所述水冷器的入口与所述预热器的壳程出口经管道连接。所述干燥塔为双塔设置，所述过滤器为高精度过滤器，过滤精度≤0.05um。

所述提纯系统包括提纯塔、进料泵、第一气液分离器、液化器和第二气液分离器，所述液化器为满液式蒸发冷凝器。所述第一气液分离器有两个入口，所述提纯塔包括上部的填料段、下部的塔釜段、塔顶的不凝气出口、以及位于填料段的液体入口和成品出口，所述塔釜段内设置有盘管换热器作为再沸器，所述再沸器的管程入口与所述过滤器的出口经管道连接，所述再沸器的管程出口与所述汽化器的管程入口经管道连接，所述汽化器的管程出口与所述第一气液分离器的一个入口管道连接；所述第一气液分离器的气体出口与所述液化器的入口管道连接，所述液化器的出口与所述第二气液分离器的入口管道连接，所述第二气液分离器的气体出口管道连接外部放空装置和原料气混合罐，所述第二气液分离器的液体出口与所述第一气液分离器的另一个入口管道连接；所述第一气液分离器的液体出口与所述进料泵的入口管道连接，所述进料泵的出口与所述提纯塔填料段液体入口管道连接，所述不凝气出口与所述液化器的入口经管道连接，所述成品出口外接食品级液体二氧化碳收集装置。

为了使原料得到充分利用，减少氧气的消耗，所述第二气液分离器的气体出口与所述原料气混合罐管道连接，所述第二气液分离器的气体出口与所述原料气混合罐连接管道上设置有回流控制阀，所述回流控制阀用于定流量循环。同时，为了保证整个系统的压力稳定，所述第二气液分离器的气体出口还连接有排空管道，所述排空管道上设置有用于稳压排空的第一压力控制阀。

为了保证本系统的正常运行，防止过滤气体热量不够影响提纯塔的运行，所述塔釜段内设置有备用盘管，当所述过滤气体提供的热量不够时启用所述备用盘管，所述备用盘管由冰机系统引出约40℃液氨提供热量。

为了更好地对原料气进行控制，保证整个系统的良好运行，所述压缩机的出口通过管道与原料气混合罐连接，所述压缩机的出口与原料气混合罐连接的管道上设置有第二压力控制阀，所述第二压力控制阀用于控制所述原料气混合罐的压力。所述空温汽化器的管程出口与原料气混合罐连接的管道上设置有流量控制阀，所述流量控制阀用于调节氧气的流量。

实施例2

本实施例提供了一种工业级液体二氧化碳制食品级液体二氧化碳，采用实施例1中的系统进行，具体包括以下步骤：

步骤A：从界外来的液体工业级二氧化碳，流量为1.97t/h，压力为2.0MPa(G)，温度为-18.5℃，其中二氧化碳的含量99.5％，烃类和有机物含量为0.08％，主要为甲烷、乙烷、丙烷、乙烯、丙烯、少量醛和苯。经减压至1.3MPa(G)后进入汽化器的壳程，在-30℃下汽化，汽化后的气体进入预热器管程预热到40℃。预热后进入原料气混合罐。

1.6MPa(G)的液氧经过空温汽化器汽化到1.6MPa(G)，-10℃，然后通过流量控制阀调节流量进入到原料气混合罐，控制混合后的原料气氧体积含量在1.0～2.0％。

混合后的原料气经过压缩机增压，得到压力为2.6MPa(G)、温度为94℃的压缩气。

通过第二压力控制阀控制原料气混合罐中的压力，使其为1.0～1.7MPa(G)，则前面汽化器中工业级液体二氧化碳的汽化压力相应的为1.0～1.7MPa(G)。

步骤B：压缩气不冷却直接依次经过二级换热器换热到230℃，然后进入电加热器加热到260℃，加热后进入脱硫塔，在氧化锌的作用下将原料中的微量硫脱至≤0.1PPm。然后进入到催化反应器，其中，催化剂为Pt、Pd贵金属催化剂，体积空速为1000～10000h^-1，将非甲烷总烃催化燃烧至5PPm以下，其他有机物完全燃烧。燃烧后的气体温度为267℃。

其中Pt、Pd贵金属催化剂中Pt为0.01-1wt％，Pd为0.01-1wt％，氧化镍为5-10wt％，助剂三氧化二铝为20-70wt％，氧化锰20-70wt％。

步骤C：催化燃烧后的气体依次经过换热器、预热器、水冷器后温度降至40℃。降温后的气体进入到干燥塔，干燥塔中的干燥剂为硅胶，将气体中的游离水脱除至≤10PPm，而后进入过滤器脱除前面工序带来的少量粉尘，得到过滤气体。

步骤D：过滤气体进入提纯塔的塔釜下部的再沸器，为提纯塔提供再沸热量，气体降温至5℃。然后进入汽化器的管程与液体工业级二氧化碳进行热交换，冷凝至-16℃，冷凝后的产物进入第一气液分离器进行气液分离，分离后的液体经过提纯塔进料泵增压至2.5MPa(G)后进入到提纯塔，在提纯塔中塔釜操作温度为-12℃，在塔釜得到的高纯度二氧化碳≥99.99％，氧含量为18PPm，甲烷5PPm，非甲烷总烃0.3PPm，无其他有机物，硫含量未检测出。

提纯塔塔顶出来的不凝气和第一气液分离器分离出来的不凝气一起进入到液化器，在-20℃下冷凝，冷凝的冷量由液氨在-30℃下蒸发提供。经液化器冷凝后的产物进入第二气液分离器。经第二气液分离器分离后的液体流入第一气液分离器，经第二气液分离器分离后的气体则通过压力控制阀部分放空，通过回流控制阀部分回流至原料气混合罐。其中放空气流量为58Nm³/h，回流气流量为112Nm³/h，回收率达到95.9％，得到的产品为1.88t/h。

实施例3

本实施例提供了一种工业级液体二氧化碳制食品级液体二氧化碳，采用实施例1中的系统进行，具体包括以下步骤：

步骤A：从界外来的液体工业级二氧化碳，流量为2.62t/h，压力为1.9MPa(G)，温度为-19℃，其中二氧化碳的含量99.2％，烃类和有机物含量为0.07％，主要为甲烷、乙烷、丙烷、乙烯、丙烯、醇和醛。经减压至1.4MPa(G)后进入汽化器壳程，在-28℃下汽化，汽化后的气体进入预热器管程预热到38℃。预热后进入原料气混合罐。

1.6MPa(G)的液氧经过空温汽化器汽化到1.6MPa(G)，-5℃，然后通过流量控制阀调节流量进入到原料气混合罐，控制混合后的原料气氧体积含量在0.8～2.0％。

混合后的原料气经过压缩机增压，得到压力为2.5MPa(G)，温度为89℃的压缩气。

通过第二压力控制阀控制原料气混合罐中的压力，使其为1.0～1.7MPa(G)，则前面汽化器中工业级液体二氧化碳的汽化压力相应的为1.0～1.7MPa(G)。

步骤B：压缩气不冷却直接进入二级换热器换热到240℃，然后进入电加热器加热到290℃，加热后进入脱硫塔，脱硫塔中的脱硫剂为氧化锌，将压缩气中的微量硫脱至≤0.1PPm。然后进入到催化反应器中，其中催化剂为Pt、Pd贵金属催化剂，体积空速为1000～10000h^-1，在催化剂作用下将非甲烷总烃催化燃烧至3PPm以下，其他有机物完全燃烧。燃烧后的气体温度为295℃。

其中Pt、Pd贵金属催化剂中Pt为0.01-1wt％，Pd为0.01-1wt％，氧化镍为5-10wt％，助剂三氧化二铝为20-70wt％，氧化锰20-70wt％。

步骤C：催化燃烧后的气体依次经过换热器、预热器、水冷器后温度降至40℃。降温后的气体进入到干燥塔，干燥塔中干燥剂为分子筛和硅胶按质量1:2的比例装填，将气体中的游离水脱除至≤10PPm，而后进入过滤器脱除前面工序带来的少量粉尘，得到过滤气体。

步骤D：过滤气体进入提纯塔的塔釜下部的再沸器，为提纯塔提供再沸热量，气体降温至-2℃，然后进入汽化器的管程与工业级液体二氧化碳进行热交换，冷凝至-13℃，冷凝后的产物进入第一气液分离器进行气液分离，分离后的液体经过提纯塔进料泵增压至2.4MPa(G)后进入到提纯塔，在提纯塔中塔釜操作温度为-13℃，在塔釜得到的高纯度二氧化碳纯≥99.99％，氧含量为15PPm，甲烷3PPm，非甲烷总烃及其他有机物未检测出，硫未检测出。

提纯塔塔顶出来的不凝气和第一气液分离器分离出来的不凝气一起进入到液化器，在-22℃下冷凝，冷凝的冷量由液氨在-30℃下蒸发提供。经液化器冷凝后的产物进入第二气液分离器。经第二气液分离器分离后的液体流入第一气液分离器，经第二气液分离器分离后的气体则通过压力控制阀部分放空，通过回流控制阀部分回流至原料气混合罐。其中放空气流量为64Nm³/h，回流气流量为132Nm³/h，回收率达到96.6％，得到的产品为2.51t/h。

上述实施例仅为本发明的优选实施方式之一，不应当用于限制本发明的保护范围，但凡在本发明的主体设计思想和精神上作出的毫无实质意义的改动或润色，其所解决的技术问题仍然与本发明一致的，均应当包含在本发明的保护范围之内。

Claims (8)

1.一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，其特征在于，包括混合压缩系统、脱硫催化燃烧系统、干燥过滤系统和提纯系统；

所述混合压缩系统包括汽化器、预热器、原料气混合罐、压缩机和空温汽化器；所述汽化器的壳程出口与所述预热器的管程入口经管道连接，所述预热器的管程出口、所述空温汽化器的管程出口分别通过管道与所述原料气混合罐连接，所述空温汽化器的管程出口与原料气混合罐连接的管道上设置有流量控制阀，所述流量控制阀用于调节氧气的流量，所述原料气混合罐的出口与所述压缩机的入口经管道连接，所述压缩机的出口通过管道与原料气混合罐连接，所述压缩机的出口与原料气混合罐连接的管道上设有第二压力控制阀；所述第二压力控制阀用于控制原料气混合罐的压力；

所述脱硫催化燃烧系统包括换热器、电加热器、脱硫塔和催化反应器，所述换热器的壳程入口与所述压缩机的出口经管道连接，所述换热器的壳程出口与所述电加热器的入口经管道连接，所述电加热器的出口与所述脱硫塔的入口经管道连接，所述脱硫塔的出口与所述催化反应器的入口经管道连接，所述催化反应器的出口与所述换热器的管程入口经管道连接，所述换热器的管程出口与所述预热器的壳程入口经管道连接；

所述干燥过滤系统包括依次管道连接的水冷器、干燥塔和过滤器，所述水冷器的入口与所述预热器的壳程出口经管道连接；

所述提纯系统包括提纯塔、进料泵、第一气液分离器、液化器和第二气液分离器，所述第一气液分离器有两个入口，所述提纯塔包括上部的填料段、下部的塔釜段、塔顶的不凝气出口、以及位于填料段的液体入口和成品出口，所述塔釜段内设置有盘管换热器作为再沸器，所述再沸器的管程入口与所述过滤器的出口经管道连接，所述再沸器的管程出口与所述汽化器的管程入口经管道连接，所述汽化器的管程出口与所述第一气液分离器的一个入口管道连接；所述第一气液分离器的气体出口与所述液化器的入口管道连接，所述液化器的出口与所述第二气液分离器的入口管道连接，所述第二气液分离器的气体出口管道连接外部放空装置和原料气混合罐，所述第二气液分离器的液体出口与所述第一气液分离器的另一个入口管道连接；所述第一气液分离器的液体出口与所述进料泵的入口管道连接，所述进料泵的出口与所述提纯塔填料段液体入口管道连接，所述不凝气出口与所述液化器的入口经管道连接，所述成品出口外接食品级液体二氧化碳收集装置；

所述第二气液分离器的气体出口与所述原料气混合罐管道连接，所述第二气液分离器的气体出口与所述原料气混合罐连接管道上设置有回流控制阀，所述回流控制阀用于定流量循环；所述第二气液分离器的气体出口还连接有排空管道，所述排空管道上设置有用于稳压排空的第一压力控制阀。

2.根据权利要求1所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，其特征在于，所述汽化器为釜式换热器，所述换热器为二级换热器，所述催化反应器为固定床式反应器，所述干燥塔为双塔设置，所述过滤器为高精度过滤器，过滤精度≤0.05um，所述液化器为满液式蒸发冷凝器。

3.根据权利要求1所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备系统，其特征在于，所述塔釜段内设置有备用盘管，当所述过滤气体提供的热量不够时启用所述备用盘管，所述备用盘管由冰机系统引出约40℃液氨提供热量。

4.一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，其特征在于，采用权利要求1-3任意一项所述的制备系统进行，包括以下步骤：

步骤A：混合压缩：液体工业级二氧化碳经减压后进入所述汽化器的壳程汽化，汽化后的工业级二氧化碳再经所述预热器预热后进入所述原料气混合罐；液氧经过所述空温汽化器汽化后进入所述原料气混合罐，与所述工业级二氧化碳混合，混合后的原料气进入压缩机压缩，得到压缩气；

步骤B：脱硫、催化燃烧：经步骤A压缩后的压缩气依次经换热器、电加热器加热后，进入脱硫塔脱硫，然后进入催化反应器，脱除烃类、醛类、醇及脂，得到催化燃烧后的气体；

步骤C：干燥过滤：所述催化燃烧后的气体进入所述换热器的管程，与所述压缩气进行热交换后进入所述预热器的壳程，与所述汽化后的工业级二氧化碳进行热交换后，再依次经所述水冷器冷却、经所述干燥塔干燥、经所述过滤器过滤、去除固体颗粒或粉尘，得到过滤气体；

步骤D：提纯：所述过滤气体进入提纯塔的塔釜下部的再沸器，为所述提纯塔提供再沸热量，然后进入所述汽化器的管程，与液体工业级二氧化碳进行热交换后进入所述第一气液分离器进行气液分离，经所述第一气液分离器分离后的气体经进入液化器进一步液化，液化后的产物进入所述第二气液分离器进行气液分离，经所述第二气液分离器分离后的液体进入所述第一气液分离器，经所述第二气液分离器分离的气体放空或回流至所述原料气混合罐中，所述第一气液分离器中的液体经所述进料泵进入提纯塔的填料段进行纯化，得到食品级液体二氧化碳和不凝气，所述食品级液体二氧化碳经所述提纯塔的成品出口排出，所述不凝气经所述提纯塔塔顶的气体出口进入所述液化器。

5.根据权利要求4所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，其特征在于，步骤A中，所述液体工业级二氧化碳减压至1.0～1.7MPa(G)后，进入所述汽化器的壳程，在-38～-23℃下汽化；汽化后的工业级二氧化碳再经所述预热器预热到40℃后，进入所述原料气混合罐，所述混合后的原料气中氧的体积含量为0.8～2.0％；所述压缩气的压力为2.0～3.5MPa(G)，温度为60～150℃；

步骤B中所述压缩气经所述换热器换热后温度由60～150℃升至200～350℃，再经所述电加热器加热到250～450℃，进入所述脱硫塔将硫脱至0.1PPm以下；

步骤C中经所述水冷器冷却后的气体温度为40℃，再经所述干燥塔脱除其中的游离水至≤10PPm；

步骤D中，经所述再沸器降温后的气体温度为-10～5℃。

6.根据权利要求4所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述干燥塔内的干燥剂为选自分子筛或硅胶中的一种或两种。

7.根据权利要求4所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述脱硫塔中的脱硫剂为中温氧化锌脱硫剂，温度应用范围为200～400℃，压力范围为2.0～3.5MPa(G)，脱硫精度≤0.1PPm。

8.根据权利要求4所述的一种高纯度食品级液体二氧化碳的制备方法，其特征在于，所述催化反应器为固定床式，所述催化反应器中的催化剂为Pd或Pt贵金属催化剂，温度应用范围为250～500℃，压力为2.0～3.5MPa(G)，可催化燃烧的物质包括烷烃、烯烃、炔烃、醇类、醛类及脂类。