CN110143573A - 一种生产h2/co原料气的方法及装置 - Google Patents
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Abstract
一种由高炉煤气、转炉煤气制备合成乙二醇原料气的工艺方法是采用催化反应方法脱除高炉煤气来料中的氢气和氧气，再脱除硫，然后脱除二氧化碳，通过变温吸附法脱除水和重组分成分，用吸附剂通过变压吸附法分离一氧化碳和氮气、一氧化碳的分流、部分一氧化碳等温变换反应（包括拟等温变换反应）制备氢气的处理流程，最后分别将一氧化碳和氢气各自送入气体利用装置，期间进行一定程度的气体增压。由此可将高炉煤气经制备符合所需乙二醇原料气的目的，同时也可以副产氮气。本发明具有节能减排、保护环境、工艺流程简单、设备投资少和附加值高等优点。
Description
技术领域
本发明涉及一种生产H2/CO原料气的方法及装置，特别涉及一种由焦炉煤气、高炉煤气、转炉煤气制备合成乙二醇的原料气的工艺方法及装置，属于化工技术领域。
背景技术
近年来，我国工业持续迅速发展，钢铁焦化行业产量逐年增高，根据国家统计局2014年统计结果显示，2013年，我国生铁产量已达7.08亿吨，焦炭产量达4.79亿吨，粗钢产量达7.78亿吨。在这些工业生产过程中，会伴随产生大量的焦炉煤气(炼焦)、高炉煤气(炼铁) 及转炉煤气( 炼钢) ，简称“三气”。这些副产煤气总量每年可达上万亿立方米，并呈逐年增加的趋势。同时，其它的黑色金属和有色金属的冶炼过程中也会产生高炉煤气、转炉煤气以及气体组分类似于高炉煤气、转炉煤气的尾气。
在钢厂“三气”中，高炉煤气虽然有效气体含量最低，但其排放量最大。据统计，每生产出一吨生铁副产1700～2000立方米高炉煤气，在“三气”二次能源总量中高炉煤气约占64%，焦炉气约占29%，转炉气约占7%，因此高炉煤气的有效利用是钢厂节能降耗的重中之重。
高炉煤气主要成分为：CO，CO2，N2，H2，CH4等，其中CO含量约占25%左右，CO2和N2的含量分别占15%、55%，H2、CH4的含量很少。高炉煤气热值低，仅为3300～3800kJ/Nm3。由于高炉煤气中的CO2，N2既不参与燃烧产生热量，也不能助燃，相反，还吸收大量的燃烧过程中产生的热量，导致高炉煤气的理论燃烧温度偏低，只有1300℃左右。高炉煤气常温下燃烧不稳定，一般工业炉不能单一以高炉煤气为燃料，需与焦炉煤气或转炉煤气等高热值煤气参混使用，但是高炉煤气与焦炉煤气或与转炉煤气混合使用热值波动大，不但对燃烧装置提出了更高要求，而且对产品质量亦有不同程度的影响。由于大部分企业高炉煤气富余，高热值煤气紧缺，因此存在着不同程度的高炉煤气放散现象，这不仅污染环境，而且浪费能源。我国在2007年高炉煤气放散量达到614亿m3，其中含CO约164亿m3、CO2约80亿m3，折合标准煤近千万吨。随着钢铁产量的增长，高炉煤气放散量还在增加。如何有效利用这些热值低、杂质含量高、产量巨大、净化困难、环境污染严重的高炉煤气，是国内外都需要解决的难题。
另外，变压吸附(Pressure Swing Adsorption，PSA)的基本原理是利用气体组份在固体材料上吸附特性的差异，通过周期性的压力变换过程来实现气体的分离或提纯。任何一种吸附对于同一被吸附气体（吸附质）来说，在吸附平衡情况下，温度越低，压力越高，吸附量越大。反之，温度越高，压力越低，则吸附量越小。如果温度基本不变，在加压的情况下吸附，用减压（抽真空）、用弱吸附气体吹扫或低压解吸的方法，称为变压吸附。变压吸附一般包括吸附、解吸（抽真空、吹扫或抽真空加吹扫）以及可能存在的均压、充压、顺放、逆放、置换等。可见，变压吸附是通过改变压力来吸附和解吸的。有压力变化就存在着能量的损失，而现在的变压吸附的方法是没有对这部分的能量进行回收的，造成了能量的白白损失，降低了变压吸附的经济效益，从而造成了在压力过高的情况下应该变压吸附方法，成本过高的情况。
随着工业的发展，出现了很多高压条件下的气体分离的情况，操作压力越高，越导致过高的运行能耗。另一方面，由于在变压吸附的工业操作过程中，众多设备之间的加压、降压之间的变换频率非常频率，导致了很难将其能量较好地回收。
发明内容
本发明的目的是提供工艺流程简单、设备投资少和功耗小的由高炉煤气、转炉煤气制备合成乙二醇的原料气的工艺，该工艺不但能够缓解国内的能源短缺及高炉煤气浪费严重的现状，且能进一步增大高炉煤气的经济和环境效益。为达上述目的，发明人通过大量的实地调研和多年的工程设计经验，提出了一种高炉煤气经甲烷催化燃烧、催化反应脱氢脱氧、脱碳、变压吸附分离CO、等温变换反应制氢的一体化工艺，该工艺通过整体的物料和能量匹配，不但大大简化了工艺流程，而且减少了设备投资和整体能耗，进一步提高了高炉煤气综合利用的经济效益。
技术方案是：
一种生产H2/CO原料气的方法，包括如下步骤：
第1步，将煤气通过变压吸附方法分离CO和N2；
第2步，将第1步得到的一部分CO进行变换反应制得H2；
第3步，另一部分CO和制得的H2作为H2/CO原料气。
在一个实施方式中，所述的H2/CO原料气用于生产乙二醇。
在一个实施方式中，所述的煤气主要包括：高炉煤气或转炉煤气；所述的煤气中可能还含有焦炉煤气、其他的尾气或者驰放气中的一种或两种或几种的混合。
在一个实施方式中，所述的煤气在进入第1步之前，还经过第一除杂预处理。
在一个实施方式中，所述的煤气在进入第2步的CO进行变换反应制得H2后，还经过第二除杂预处理。
在一个实施方式中，所述的第一和/或第二除杂预处理包括：除尘、除磷、除砷、脱水、脱氢脱氧、脱硫、脱CO2、或者除CH4中的一步或几步的组合。
在一个实施方式中，除CH4是通过催化燃烧反应脱除CH4。
在一个实施方式中，脱氢脱氧是通过催化反应方法进行脱除。
在一个实施方式中，第1步之前的预除杂步骤是先脱氢脱氧，再进行脱CO2。
在一个实施方式中，第2步中制得的H2经过脱CO2处理。
在一个实施方式中，脱CO2的步骤优选采用吸收法；在脱CO2的步骤后加入变温吸附分离单元以脱除水和一些气体里含有的重组分等成分。
在一个实施方式中，第一除杂预处理和第二除杂预处理步骤中都包括除CO2，且除CO2采用吸收法，且第一除杂预处理中除CO2所用的吸收液加压后送入第二除杂预处理中除CO2作为吸收液。
一种生产H2/CO原料气的装置，包括：
变压吸附分离装置，用于分离CO和N2；
分流装置，连接于变压吸附分离装置，并且设有第一CO出口和第二CO出口，用于将分离得到的CO分成两股；
变换反应器，连接于分离装置的第一CO出口，用于对得到CO进行变换反应制得H2。
在一个实施方式中，还包括乙二醇反应器，用于将第二CO出口中的CO和变换反应器中得到的H2进行反应制得乙二醇。
在一个实施方式中，所述的变压吸附分离装置连接于焦炉煤气、高炉煤气或者转炉煤气进口。
在一个实施方式中，变压吸附装置分离装置通过除杂装置连接于焦炉煤气、高炉煤气或者转炉煤气进口。
在一个实施方式中，主要含有高炉煤气或者转炉煤气进口上还连接有焦炉煤气、其他的尾气或者驰放气的接入口。
在一个实施方式中，第一CO出口通过第一除杂装置连接于变换反应器。
在一个实施方式中，变换反应器的H2出口通过第二除杂装置和/或第二CO出口连接于生产乙二醇的装置。
在一个实施方式中，所述的除杂装置包括除尘装置、除磷装置、除砷装置、脱水装置、脱氢脱氧装置、脱硫装置、脱CO2装置、或者除CH4装置中的一个或几个的组合。
在一个实施方式中，第一除杂装置中，脱氢脱氧装置位于脱CO2装置的上游侧。
在一个实施方式中，第二除杂装置中包括除CO2装置，且在除CO2装置的下游侧设变温吸附分离脱H2O装置。
在一个实施方式中，所述的除CO2装置是吸收法除CO2装置。
在一个实施方式中，第一除杂装置和第二除杂装置中都包括吸收法除CO2装置，且第一除杂装置中的吸收法除CO2装置的吸收液出口通过加压装置连接于第二除杂装置中的吸收法除CO2装置。
另外，在上述的分离过程中，需要使用了较多的变压吸附除杂的单元操作，变压吸附过程中操作压力高导致的能耗大、升降压的操作变换频繁导致的能量难以回收利用的问题。本发明把正常的吸附分离过程和能量回收过程以及某种气体或液体加压过程耦合在一起，回收了能量，能量利用率高，工艺过程简单，降低了变压吸附的运营成本，从成本的角度拓展了变压吸附的生存空间。主要是通过由膨胀机、电动机、压缩机或泵组成同轴驱动的能量回收系统进行能量回收操作，该设备还具有结构紧凑，整机效率高、整机设备费用和运行费用都比较低，具有较好的经济效益。
在上述的变压吸附过程中，还可以使用如下所示的方法：
一种用变压吸附的能量回收方法，包括如下步骤：对变压吸附工作中的压力降低过程中的气体采用膨胀机回收其能量；在膨胀机的气体入口和/或气体出口处通过流体缓冲装置平抑气压的波动；或者，通过膨胀机转轴上的转动阻力装置抑制其转速的波动。
所述的流体缓冲装置选自调节阀或者缓冲罐中的一种或者几种的组合；所述的转动阻力装置是指飞轮。
所述的压力降低过程是指均压、充压、置换、带压冲洗、顺放或逆放等存在压力变化的过程。
在一个实施例中，膨胀机带动发电机发电，发电机所产生的电能用于其它需要电力的设备，或者发电机所产生的电能通过压缩机对变压吸附过程中需要升压的气体或液体进行压缩。
通过控制与压缩机相连的电动机的输入电流以补充其需要的电能；可以通过电池组或者电容组来平抑输入至电动机的电能的波动。
在一个实施例中，发电机所产生的电能并入电网，电网的作用是利用容纳能力平抑膨胀机所产生的电能的波动；电网中所获得的电能用于其它需要电力的设备，或者通过压缩机对变压吸附过程中需要升压的气体进行压缩。
在一个实施例中，膨胀机的转轴与电动机的转轴为同轴连接，由膨胀机和电动机共同带动压缩机工作。
基于上述的方法，还可以采用如下的装置：
一种变压吸附装置，包括有：
1）、至少一个高压吸附塔；
2）、至少一个能量回收装置，所述的能量回收装置中包括有膨胀机，用于回收高压吸附塔中排出的高压气体的能量；
膨胀机的气体入口和/或气体出口处连接有流体缓冲装置；
或者，在膨胀机的转轴上设置转动阻力装置。
所述的流体缓冲装置选自调节阀或者缓冲罐中的一种或者几种的组合；所述的转动阻力装置是指飞轮。
在一个实施例中，高压吸附塔通过能量回收装置与低压吸附塔之间连接。
在一个实施例中，变压吸附装置中还包括有发电机，膨胀机与发电机连接。
发电机与其它需要使用电力的设备连接，或者发电机带动压缩机对变压吸附过程中需要升压的气体或液体进行压缩。
发电机与电网连接，电网的作用是利用容纳能力平抑发电机所产生的电能的波动。
在一个实施例中，变压吸附装置中还包括有压缩机和电动机，并且膨胀机的转轴与电动机的转轴为同轴连接，由膨胀机和电动机共同带动压缩机工作。
电动机上还安装电池组或者电容组。
在压缩机的气体入口和/或气体出口还设置有缓冲罐。
与一般的变压吸附方法相比，本发明的方法和装置在的变压吸附方法增加了能量回收的过程，把正常的吸附分离过程和能量回收过程以及某种气体或液体加压过程耦合在一起，回收了能量，提高了系统的能量利用率，降低了变压吸附的运营成本，从成本的角度拓展了变压吸附的生存空间，工艺过程简单，安全系数高，机组自动化程度高，操作简便，设备占地面积少，保证了产品纯度，保证了回收率，操作灵活，降低塔设备数量与尺寸。
有益效果
本发明与现有技术相比，具有实质性特点和显著进步在于：本发明提出了一种高炉煤气、转炉煤气经多级反应制备合成乙二醇的原料气的思路，不但为高炉煤气的综合利用提供了一条新的技术路线，而且进一步提高了高炉煤气的经济价值；本发明公开的由高炉煤气、转炉煤气制备H2/CO原料气工艺，氮气浓度可达工业级要求并能够回收再利用；本发明公开的由高炉煤气、转炉煤气制备合成乙二醇的原料气并联产工业氮气的整体式工艺通过大量实验、模拟计算、炼钢厂实地调研和多年的工程设计经验得出，物料匹配和热量利用均从整体的工艺考虑，优化了工艺流程。
附图说明
图1是高炉煤气制备H2/CO原料气的工艺方法流程图；
图2是实施例1中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图3是实施例2中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图4是实施例3中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图5是实施例4中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图6是对照例1中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图7是实施例5中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图8是实施例6中H2/CO原料气制备方法工艺流程图；
图9是一种应用于变压吸附过程的能量回收装置的结构图；
图10是另外一种应用于变压吸附过程的能量回收装置的结构图；
图11是集成了能量回收装置的两塔变压吸附净化H2装置；
图12是集成了能量回收装置的三塔变压吸附净化H2装置；
图13是CO变换反应催化剂的转化率比较图。
其中1是吸附塔，2是透平膨胀机的一级，3是压缩机，4是电动机，5是抽空气缓冲罐，6是真空泵，7是逆放气缓冲罐，8是逆放气压缩机，9是飞轮，10是电容组，11是被压缩气体进口缓冲罐，12是被压缩气体出口缓冲罐，13是透平进口高压缓冲罐，14是透平出口高压缓冲罐，15是透平进口低压缓冲罐，16是透平出口低压缓冲罐，17是透平膨胀机的二级，18是来料气缓冲罐，19是塔顶产品气缓冲罐，20是一级透平出口换热器，21是二级透平出口换热器。
具体实施方式
本发明所提供的H2/CO原料气的生产方法，主要是利用了高炉煤气、转炉煤气、焦炉煤气等作为原料。焦炉气主要是含有甲烷和氢气，可以提纯氢气，作为部分原料同变换制得的氢气掺混使用。
上述的煤气的气体组成中主要包括了：N2、H2、CO、CO2、O2、CH4、H2S、COS等，在一些典型的高炉煤气中，其组成包括按体积百分比计的：N2 40～65%、H2 0.5～5%、O2 0.2～5%、CO210～30%、CO 10～30%、CH4 0.1～2.0%、H2S 5～400ppm、COS 0.1～100ppm。
以上的例如煤气等原料在进入本专利中的工艺和设备前，也可以通过常规的方法进行相应的除杂等预处理过程；这些前处理没有特别的限制。
得到了含有H2和CO的H2/CO原料气之后，其主要是应用于生产乙二醇。还可以用来制乙醇等过程，以及其他通过加入CO实现增链反应从而实现增加一个或多个碳原子（羰基化反应），之后需要调节物种可以在需要时再进行加氢H2而得到的产品。
本发明中所述的“H2/CO原料气”主要是指CO和H2，它们是单独存在。H2/CO原料气的用途可以用于在不同的催化剂上合成不同的化工原料， 这种方法得到了纯的CO和H2，还可以用于制乙醇，制乙二醇等，其通过增链反应加入CO，从而一个碳原子或多个碳原子（羰基化反应），之后需要调节产品种类时，可以在需要时再进行加氢H2。
利用煤气生产H2/CO原料气的方法，主要包括如下步骤：
第1步，将煤气通过变压吸附方法分离CO和N2；
第2步，将第1步得到的一部分CO进行变换反应制得H2；
第3步，另一部分CO和制得的H2作为H2/CO原料气。
在第1步中，通过采用变压吸附分离法分离CO和氮气，采用载铜基或载银基的吸附剂或金属有机骨架型吸附剂(MOFs、ZIFs)、金属有机多面体（MOPs）。载体可为为活性炭、氧化铝、硅胶、分子筛、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体等。采用变压吸附分离法分离CO和氮气，变压吸附的吸附压力为0.02～2MPa左右，操作温度0～100℃，经变压吸附提取工业级氮气的体积分数99.2%，可直接作为产品进行使用或出售。采用变压吸附分离法分离CO和氮气时，需要在变压变压吸附的单元前面加入变温吸附方法，分离脱除水和重组分。当采用大于一套变压吸附装置串联时，变温吸附分离单元加在第一套变压吸附法的分离单元的前面，在变压吸附分离法分离CO和氮气，得到不满足工业标准的氮气，则氮气可以进一步进入余压回收系统，回收氮气所带有压力，当采用变压吸附法时，可以在变压吸附装置内加入能量回收系统，在完成变压吸附分离过程同时回收变压吸附过程中浪费的压能。
采用变压吸附分离法分离CO和氮气，所述的经变压吸附分离CO和氮气后得到的CO分为两部分，其中体积分数为15～70%的纯CO进送入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。调整其压力为0.15～10MPa，反应温度为100～140℃。而剩余30～85%的含CO的气体经后进入中间储气罐后，进行变换反应制取氢气，其反应压力0.5～20MPa，反应温度160～500℃，将CO产品分为两部分的比例，由后续的工艺需求和作为补充的外接气源的来料气的CO和/或H2的数量和比例来决定的。由此调节CO和H2的比例达到后续工艺的要求。
CO变换的基本原理是：
；
这是一个可逆放热等体积的化学反应，从化学反应平衡角度来讲，提高压力对化学平衡没影响，但是降低反应温度和增加反应物中水蒸气量均有利于反应向生成CO2和H2的方向进行。其反应器采用等温变换反应器，其反应压力0.5～20MPa，反应温度160～500℃。变换反应采用铜基和/或铁基和/或钴钼系催化剂，催化剂包含铜和/或铁和/或锌和/或铝和/或锰和/或钴和/或钼和/或铈和/或镁和/或铬和/或钾和/或钒和/或镍和/或钛和/或钯和/或铂和/或钌和/或铑和/或钠和/或铷和/或铯和/或铌和/或锆和/或稀土元素和/或碱金属的氧化物和/或它们的硫化物和/或它们的可溶性盐和/或它们之间形成的复合金属氧化物。载体为活性炭、氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化钛、硅胶、分子筛、水滑石、尖晶石、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体，铜和/或铁和/或锌和/或铝和/或锰和/或钴和/或钼和/或铈和/或镁和/或铬和/或钾和/或钒和/或镍和/或钛和/或钯和/或铂和/或钌和/或铑和/或钠和/或铷和/或铯和/或铌和/或锆和/或稀土元素和/或碱金属的氧化物和/或它们的硫化物和/或它们的可溶性盐和/或它们之间形成的复合金属氧化物等。
在一个实施方式中，当所需合成乙二醇的原料气中所需高浓度H2气体中的压力较高时，对于变换反应来说过高的压力可能会的需要较高的温度使得气体中不出现液体并有一定的余量时，过高的反应温度会对变换反应催化剂造成不利的影响时，可以采用合适的压力和温度进行变换反应，以及经过随后的脱碳提氢过程后再进一步增压以达到所需的合成乙二醇的原料气要求的压力。
经等温变换反应后的气体主要含氢气和二氧化碳以及一些其它的微量杂质，还可能存在没有反应的水蒸汽。先降温脱除水分，再经脱碳提氢后的气体中的CO2脱除至0.01～0.8Vol%。等温变换反应后再经过纯化后的H2送入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。其调整其压力为压力为1.5～20MPag，反应温度为180～250℃。
在一个实施方式中，所述的煤气在进入第1步之前，还经过除杂预处理。
在一个实施方式中，所述的除杂预处理包括：除尘、除磷、除砷、脱水、脱氢、脱氧、脱硫、脱CO2、或者除CH4中的一步或几步的组合，净化后气体中有害杂质含量控制在硫化物≤1.15ppm，NH3≤200ppm，H2≤1000ppm，O2≤1000ppm，H2O≤100ppm。
当高炉煤气、转炉煤气及其含有高炉煤气或转炉煤气同其它来源的气体的混合气含有CH4，可以加入采取催化氧化的方法脱CH4。从而使得所得到的氮气的纯度满足工业氮气标准（GB3864-2008及其更新版本）。在一个实施方式中，除CH4主要是通过在一定的温度和压力下进行甲烷的催化燃烧反应脱除甲烷。高炉煤气中含有的微量甲烷在高温工段进行催化燃烧，控制反应温度及压力分别为200～1000℃和0.1～2.0MPa，防止催化剂失去活性。采取催化氧化的方法脱CH4的温度为≥100℃。所用催化剂为含有铁和/或铜和/或钴和/或锰和/或钼和/或锌和/或铝和/或镍和/或铬和/或铋和/或镁和/或钛和/或钡和/或钌和/或锆和/或铈和/或镧系和/或铂和/或钯和/或金和/或铑和/或钙的金属和/或它们的氧化物和/或它们的可溶性盐和/或它们之间形成的复合金属氧化物为活性组分。以钛、锆、锰、铁、镍、钴、铜、钼、钨、锌、钴、铈、铝、铬、铋、镁、钛、钡、钌、锆、铈、镧、铂、钯、金、铑、钙的金属和/或它们的氧化物和/或它们的可溶性盐和/或它们之间形成的复合金属氧化物以及硅、稀土、碱金属、碱土金属、过渡金属的氧化物中的一种或几种为助剂。载体为活性炭、氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化钛、硅胶、分子筛、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体等。
如果不需要满足标准的工业氮气，则可以不采用催化催化燃烧反应脱除甲烷的步骤，并且作为可选项也可以在变压吸附分离法分离CO和氮气，得到高浓度的CO后，再采用选择性催化氧化脱氢的方法脱H2和脱O2，使得H2和O2的浓度满足需求（H2≤1000ppm，O2≤1000ppm）。当然也可以放在第一次脱碳之前。
合成乙二醇的原料气中所需高浓度CO气体中需要满足H2和O2的浓度需求（H2≤1000ppm，O2≤1000ppm），当经过变压吸附分离法分离CO和氮气步骤后得到的高浓度的CO达不到要求时，可以加入采取选择性催化氧化脱氢的方法脱H2和脱O2，使得H2和O2的浓度满足需求。主要是通过催化反应脱氢和脱氧处理。是在0.1～2MPa压力和100～1000℃温度条件下采用选择性脱氢催化剂脱除高炉煤气中的H2和O2。脱氢和/或脱氧步骤可以加在脱除二氧化碳步骤之前时，气体里的CO浓度较低，有利于催化氧化脱氢的选择性提高、有利于减少CO同氧气的反应，从而减少CO浪费，使得反应条件没有那么苛刻，有利于催化剂的选择。同时减少了气体中的氧气的含量，有利于保护CO和氮气分离步骤的吸附剂。并且由于催化反应脱氢脱氧后的反应产物作为杂质需要再除去，需要增加相应除杂的步骤和装置。并且由于氧气含量的过高使得变换催化剂剂劣化，经过拟等温变换反应器的变换效果越来越差，变换后氢气的纯度越来越低，所产生的净化尾气中CO的含量越来越高，造成原料不必要的浪费，并且不利于环保。采取催化氧化的方法脱H2和脱O2的温度为≥100℃。催化剂以含有的钯和/或铂和/或钴和/或锰和/或铜的金属和/或它们的氧化物和/或硫化物为活性组分，以钠、钾、镁、钛、锆、钒、锰、铁、镍、钴、铜、钼、钨、镧、锌、银、钯、钴、或铈的金属和/或它们的氧化物和/或硫化物和/或它们形成的络合物中的一种或几种为助剂。载体为活性炭、氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化钛、硅胶、分子筛、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体等。如果不需要满足标准的工业氮气，则在变压吸附分离法分离CO和氮气，得到高浓度的CO后，采用选择性催化氧化脱氢的方法脱H2和脱O2，使得H2和O2的浓度满足需求（H2≤1000ppm，O2≤1000ppm）。脱氧步骤减少了气体中的氧气的含量，有利于保护CO和氮气步骤的吸附剂，因为吸附剂会被氧化，吸附剂要保证Cu为+1价态，而Cu为+1价态是不稳定态极易被氧化。同样.脱氧步骤减少了气体中的氧气的含量，有利于保护CO变换步骤的催化剂不被氧化，CO变换步骤如果用Cu基的话其实质起作用的是Cu，被氧化成CuO的话，催化剂会失效。以及保护其后的制乙二醇的步骤的催化剂。
对煤气中进行除CO2的步骤，可以采用变压吸附法、吸收法以及它们的组合。其中吸收法包括：水洗法、低温甲醇洗法、碳酸丙烯酯法、N-甲基吡咯烷酮法、聚乙二醇二甲醚法、聚乙二醇甲基丙醚法、Catacarb法(催化热碱法)、热钾碱法、活化热钾碱法、改良热碱法、热碳酸盐法、氨基酸盐法、氨水洗涤法、联尿（碱）法、G-V（改良砷碱法）、MEA法、DEA法、MDEA法、DIPA法、TEA法、环丁砜法、环丁砜+DIPA法、环丁砜+MDEA法、甲醇+仲胺法、烷基醇胺溶液法以及加入活性剂的MEA法、DEA法、MDEA法、TEA法等，经脱碳后原料气中的CO2脱除至0.01～0.8Vol%，脱除的二氧化碳可以作为二氧化碳产品销售或作为其它过程的原料气或达到放空标准后放空，当采用吸收法作为脱碳的分离的单元时，通常会在气体中带出微量的吸收液，需要在其单元的后面加入变温吸附分离单元以脱除水和一些气体里含有的重组分等成分。变温吸附法脱除水分及重组分等成分；吸附剂为分子筛、活性炭、氧化铝、硅胶或它们的复合床层，其中脱除的含大量二氧化碳尾气当压力大于0.15Mpa时可以进入余压回收装置回收能量。
在一个实施方式中，第一除杂预处理和第二除杂预处理步骤中都包括除CO2，且除CO2采用吸收法，且第一除杂预处理中除CO2所用的吸收液加压后送入第二除杂预处理中除CO2作为吸收液。两次脱除二氧化碳的方法都采用吸收法，并且两次脱除二氧化碳采用同一种吸收剂。吸收剂在第一次脱除二氧化碳的过程中在较低压力下的吸收塔吸收一定量的二氧化碳后，经加压后进入第二次脱除二氧化碳的过程中在较高压力的作用下的吸收塔继续吸收二氧化碳后，待吸收完成后，再进入再生塔完成活化再生过程。由于第一次除CO2的操作在低压条件下进行吸收液的吸收，吸收液一般未实现饱和吸附，而经过CO变换后得到的气体压力较高，将上述的吸收液加压后可以进一步地对CO2进行吸收，有利于减小吸收液的再生流程。
脱除硫或含的硫的各种杂质可以采用吸附法、膜分离方法、含有铁或锰或锌或铜或镍或钙或锡的氧化物或氢氧化物或它们之间形成的复合金属氧化物的固体脱硫剂、低温甲醇洗法、碳酸丙烯酯法、N-甲基吡咯烷酮法、聚乙二醇二甲醚法、聚乙二醇甲基丙醚法、磷酸三丁酯法、热钾碱法、活化热钾碱法、MEA法、DEA法、MDEA法、DIPA法、碳酸丙烯酯法+DIPA、碳酸丙烯酯法+甘醇胺、环丁砜法、环丁砜+DIPA法、环丁砜+MDEA法、甲醇+仲胺法、烷基醇胺溶液法以及加入活性剂的MEA法、DEA法、MDEA法、氨水洗涤法、烧碱法、ADA法（stretford法）、栲胶法、LO-CAT法、Sulferox法、Sulfint法、Konox法、Bio-SR法、萘醌法（Takahax法）、金属酞菁法（PDS法）、G-V（改良砷碱法）、砷碱法、MSQ法、Sulfolin法、EDTA法、湿式氧化法、碱液吸收法、石灰石-石膏法、氨法、镁法、磷铵肥法、有机酸钠-石膏法、石灰-镁法、钙法、干式循环流化床法、氧化锌法、尿素法、络合吸收法、荷电干式吸收剂喷射法、等离子体法、电子束法、双碱法、硫化碱法，以及它们的组合。其中脱除的硫送往硫回收系统，原料气经脱硫后气体中的硫脱除至0.01～0.1ppm。当采用吸收法时，吸收剂同时对硫和二氧化碳具有吸收能力，则可以在同时脱除硫和二氧化碳。
当来料气含有硫中有机硫的含量过高，可以通过催化加氢反应或催化水解反应，使有机硫转化为H2S，再进行脱硫，使得经过处理后的气体的硫含量能够满足要求，当来料气含有硫中主要为SO2且含量过高，可以通过催化加氢反应使SO2转化为H2S，再进行脱硫，使得经过处理后的气体的硫含量能够满足要求。这里的催化加氢反应的催化剂以含有的铁和/或铜和/或钴和/或锰和/或钼和/或锌和/或铝和/或镍和/或钛和/或锆和/或钨和/或铈的金属和/或它们的氧化物和/或它们的硫化物和/或它们的可溶性盐和/或它们之间形成的复合金属氧化物为活性组分，以钛、锆、锰、铁、镍、钴、铜、钼、钨、锌、钴、铈的金属和/或它们的氧化物以及硅、稀土、碱金属、碱土金属、过渡金属的氧化物和/或它们的硫化物中的一种或几种为助剂。载体为活性炭、氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化钛、硅胶、分子筛、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体等。这里的催化水解反应的催化剂以含有的镁和/或镧和/或钡和/或铝和/或钛和/或锆和/或铈和/或钾和/或钙和/或钴和/或钼和/或铁和/或铜和/或锰和/或锌和/或镍和/或钨的金属和/或它们的氧化物和/或它们的硫化物和/或它们之间形成的复合金属氧化物为活性组分，以钛、锆、镍、钴、钼、钴、铈的金属和/或它们的氧化物以及硅、稀土、碱金属、碱土金属、过渡金属的氧化物和/或它们的硫化物中的一种或几种为助剂。载体为活性炭、氧化铝、氧化硅、氧化镁、氧化钛、硅胶、分子筛、蜂窝陶瓷、独居石、蜂窝金属、金属板、波纹填料、波纹板、纤维（布）材料和结构、编织物、金属发泡体、陶瓷发泡体、石墨基发泡体等。
基于以上的工艺，本发明所采用的装置结构可以是：
一种生产H2/CO原料气的装置，包括：
变压吸附分离装置，用于分离CO和N2；
分流装置，连接于变压吸附分离装置，并且设有第一CO出口和第二CO出口，用于将分离得到的CO分成两股；
变换反应器，连接于分离装置的第一CO出口，用于对得到CO进行变换反应制得H2。
在一个实施方式中，还包括乙二醇反应器，用于将第二CO出口中的CO和变换反应器中得到的H2进行反应制得乙二醇。
在一个实施方式中，所述的变压吸附分离装置连接于高炉煤气或者转炉煤气进口。
在一个实施方式中，变压吸附装置分离装置通过除杂装置连接于高炉煤气或者转炉煤气进口。
在一个实施方式中，第一CO出口通过第一除杂装置连接于变换反应器。
在一个实施方式中，变换反应器的H2出口通过第二除杂装置和/或第二CO出口通过第二除杂装置连接于生产乙二醇的装置。
在一个实施方式中，所述的除杂装置包括除尘装置、除磷装置、除砷装置、脱水装置、脱氢脱氧装置、脱硫装置、脱CO2装置、或者除CH4装置中的一个或几个的组合。
在一个实施方式中，第一除杂装置中，脱氢脱氧装置位于脱CO2装置的上游侧。
在一个实施方式中，第二除杂装置中包括除CO2装置，且在除CO2装置的下游侧设变温吸附分离脱H2O装置。
在一个实施方式中，所述的除CO2装置是吸收法除CO2装置。
在一个实施方式中，第一除杂装置和第二除杂装置中都包括吸收法除CO2装置，且第一除杂装置中的吸收法除CO2装置的吸收液出口通过加压装置连接于第二除杂装置中的吸收法除CO2装置。
在上述的方法中，一些分离步骤中需要使用到变压吸附分离操作；本发明的目的是针对来料气体压力比较高或者需要加压到比较高的情况才能实现符合需求的分离效果的常温变压吸附和非常温变压吸附领域中存在的比较大的压力变化过程，在频繁升降压操作过程中，由设备排出的高压气体中所带有较高压能，此过程存在大量的能量损失，所以在这些压力变化比较大的过程中加入能量回收装置，回收能量，把回收的能量用于提供机械能，用于给气体或液体提供压力。
这里所指的排出高压气体的设备在工业化的变压吸附设备中有多种，最为常见的是吸附塔，也可以是其它的稳压罐、缓冲罐，这些设备中具有高压气体，降压过程可能是和另一台处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐进行均压、充压、顺放或逆放等过程，在这些过程中，处于吸附饱和吸附塔中的高压气体经能量回收装置回收能够回收的气体能量再流到处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐，同时完成了能量的回收和正常的变压吸附的降压过程，这里的能量回收装置当采用膨胀机时，可以将高压气体所具有的压能转化为机械能，这些机械能可以应用于带动压缩机旋转、发动机发电、补充电动机旋转出力等多种用途。在变压吸附流程中，对于接入能量回收装置的降压气体流量、压力和压降都不稳定，具有周期性和比较大的波动性，通常会导致能量回收装置几乎无法正常稳定工作，因此需要对能量回收装置进行相应的改进。
本发明的主要设计构思是：通过平抑由高压装置排出的气体的周期性的快速波动来使膨胀机可以正常工作，主要是通过在膨胀机的气体入口和/或气体出口处通过流体缓冲装置平抑气压的波动；另外一个解决思路是：通过抑制膨胀机的转轴在转速上的波动，也可以实现使其平稳运行，可以通过在其转轴上安装转动阻力装置来实现。
基于上述构思，有以下的几种实施方式：
在需能量回收的气体在进入能量回收装置中的透平膨胀机之前或者离开能量回收装置后加入一定容积的缓冲罐，缓冲罐可以用来平抑被加压的气体的压力和流量的波动，使其基本稳定，可以实现先由膨胀机来回收变压吸附的中气体的能量，转化为轴的机械能。
在另一个实施方式中，在能量回收装置中的气体管路上安装有调节阀，通过在压力变化的过程中，根据压力变化频率和大小，相应地对调节阀的开度进行调节，对进入膨胀机的高压气体的压力和流量波动进行抑制。
对于需要增大膨胀机的转轴转动阻力的设计，在另一个实施方式中，在膨胀机的转轴上安装一定尺寸和一定质量分布的飞轮来增加轴的转动惯量，飞轮的安装位置可以是在膨胀机的上游侧或者下游侧的转轴上。
以上可以看出，当使用了缓冲装置或者阻力装置之后，当膨胀机将气体压能转为机械能的过程中，可以更好地平抑压能的变化波动，使膨胀机可以正常平稳工作，也就适合于将机械能应用于其它的各个需要消耗能量的过程中。
为了能更好地利用膨胀机所产生的机械能，可以将机械能带动其它设备转动工作，也可以将机械能转化为电能后再利用。
在一个实施方式中，在膨胀机带动电动机进行发电，由于膨胀机的转动具有一定的周期性波动变化，因此将产生的电能并入电网中，电网需要具有较大的电负载容量，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，可以将具有周期性波动变化的电能平抑以实现利用；电网中的电能可以输送至其它的用电设备，也可以再带动变压吸附装置中的压缩机进而压缩的气体或液体，使电能得到回用。
在变压吸附过程中，存在着对气体进行周期性加压的过程。因此，在另外一个实施方式中，膨胀机带动电动机所产生的电能可以通过电动机带动压缩机进行工作，完成对气体或液体的加压操作，以使电能能够回收利用。
由于与压缩机相连接的电动机的运行时，过载会对设备妥善率、稳定性、寿命、安全性有不利影响，因此，在一个实施方式中，电动机可以和电容组或者电池组相连接，当电流波动比较大的时，电容组或者电池组可以快速的平抑电流快速变化，能够加强电动机系统对快速变化转轴所需转动能的响应。
以上描述的是利用膨胀机产生的机械能转化为电能的实施方式，也可以直接利用膨胀机所产生的机械能。在这种实施方式中，膨胀机、电动机、压缩机或泵组成能量回收装置可以组成同轴驱动系统、也可以为不同轴驱动系统。组成同轴驱动系统就是将膨胀机转化过来的机械能直接补充在压缩机或泵的轴系上，同时不足的部分由电动机提供能量进行补充，例如将电动机连接于较大的电网中，一方面通过电能带动电动机运行，同时电动机的转轴也与膨胀机的转轴连动，实现膨胀机同时将机械能补充在电动机上的效果，这种方式可以直接利用膨胀机获得的机械能，也能通过膨胀机与电动机的共同作用，使机械能的波动被平抑。同轴驱动系统具有结构紧凑，整机效率高、整机设备费用和运行费用都比较低，具有较好的经济效益。
对于变压吸附的过程来说，一般会存在着高压装置（例如：较高压力的吸附塔）向低压装置（例如：较低压力的吸附塔）输送高压气体，以使高压塔的压力降低，而低压塔的压力升高，也可以是两个气体缓冲罐之间的压力相互变化或吸附塔与缓冲罐之间的压力相互变化。当采用本发明中的流体缓冲装置和膨胀机作为主体的能量回收装置时，可以实现气体从由高压侧向低压侧流动时，经过膨胀机后出现气体温度下降的现象，这是由于能量回收过程为降压对外输出功的膨胀过程，膨胀机出口的气体的温度会下降，当低温气体进入至另外的需要加压的塔中时，吸附温度会降低，会使得吸附塔的吸附温度低于脱附再生的温度，吸附时的温度低有利于增大单位吸附剂的吸附量，脱附再生时的温度高有利于使得吸附剂的脱附的更彻底，增大了吸附剂的动态吸附量。也可以采用膨胀机出口的气体经换热器对外输出一定温度的冷量供其它装置使用。
另外，通过在膨胀机的前后加上流体缓冲装置，还可以有效地防止较快地气体压力周期性快速变动；由于过大并且频繁的冲击荷载会使吸附剂的容易粉化，减少吸附剂的寿命，同时也对吸附塔的安全性、疲劳使用寿命产生不利影响，所以使用了在变压吸附装置中使用了带有控制阀、缓冲罐等设备可以抑制高压气体的快速波动，能够使得吸附剂的使用寿命延长，同时也有利于吸附塔的安全性和疲劳使用寿命。
基于上述的能量回收装置的操作，本发明中一个典型的变压吸附过程如下所示：
一个比较常见的变压吸附工业过程如下所述：
第1步、由上游来料的混合气进行入处于吸附阶段的吸附塔，大部分易吸附组分被吸附塔中吸附剂吸附，大部分不宜易吸附组分穿过吸附塔床层，为吸附阶段。
第2步、将第1步得到的处于吸附饱和的吸附塔进行降压，降压过程可能是和另一台处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐进行均压、顺放或逆放等过程。在这些过程中，处于吸附饱和吸附塔中的高压气体经能量回收装置回收能够回收的能量再流到处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐。同时完成了能量的回收和正常的变压吸附的降压过程。
第3步、可能存在需要将第2步所得的处于吸附塔或稳压罐、缓冲罐等中的降压后的气体进行再次降压或者将降压后的气体经过某些处理（如：置换或再次吸附、带压冲洗、充压等）后再进行再次降压。同样这个过程可能是需要采取和第2步类似的处理方法。这个过程可能是和另一台处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐进行均压、顺放或逆放等过程。在这些过程中，处于吸附饱和吸附塔中的高压气体经能量回收装置回收能够回收的能量再流到处于低压状态的吸附塔或稳压罐、缓冲罐。同时完成了能量的回收和正常的变压吸附的降压过程。
第4步、可能存在是将第2步或第3步的类似过程重复进行直到吸附塔降到足够低的压力。
第5步、将第4步中降到低压状态的吸附塔进行在低压状态下的脱附再生过程，在这一过程中可能采取抽真空、吹扫或抽真空加吹扫或低压解吸等方法。
第6步、可能存在需要将经过低压解吸的吸附塔由其它的处于第3步的吸附塔或稳压罐、缓冲罐进行均压升压过程，在这个过程中可能承接第2步或第3步中的经过能量回收后降压的高压气体。
第7步、可能存在需要将第6步所得的处于吸附塔或稳压罐、缓冲罐等中的升压后的气体进行再次升压或者将升压后的气体经过某些处理（如：置换或再次吸附、带压冲洗、充压等）后再进行再次升压，在这些可能的升压过程中可能承接第2步或第3步中的经过能量回收后降压的高压气体。
第8步、可能存在需要将第7步中的经过升压过后的吸附塔用原料气或经过吸附塔吸附过后的不吸附气体来再次升压至接近于吸附步骤的压力。
第9步、前8部的过程对于单塔进行循环往复不断的连续运行，对于塔与塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
其高压吸附、降压能量回收、降压、低压解吸等过程对于单塔进行循环往复不断的连续运行，对于塔与塔之间相互配合、交错进行循环往复不断的连续运行。
将变压吸附分离的过程中的周期性快速变化压能回收，转化成常规可利用的机械能供给对气体加压过程，节省了对气体加压所消耗的电能。对比于没有加入能量回收装置的变压吸附系统，其可回收常规变压吸附系统中由于压差引起的能量损耗的50%。
另外，吸附过程中经过吸附塔吸附后的不吸附气体可能压力比较高，或为放空气或在需求端不需要这么高的压力的气体也可以把高的压力的气体接入量回收和加压耦合的装置进行能量回收，回收能量后的压力降低的气体再接入需求端或再放空。
本发明中，吸附过程中所采用的吸附剂可以为任何类型的起吸附作用的吸附剂，没有特别限制，可以为分子筛、活性炭、碳分子筛、活性氧化铝、碳纤维等，以及他们的混合填装和分层填装。
本发明还提供了一种氧化脱氧催化剂的制备方法，包括如下步骤：
第1步，凹凸棒石载体的表面处理：按重量份计，取凹凸棒石10～15份，加入至硅溶胶80～95份中，在200～300rpm的转速下搅拌0.5～2h，再将固体滤出，烘干后，在180～220℃下焙烧1～3h，得到表面负载氧化硅的凹凸棒石；
第2步，载体的表面改性：按重量份计，将表面负载氧化硅的凹凸棒石20～30份加入至含有硅烷偶联剂的醇溶液140～160份中，在70～75℃下反应2～4h，再将固体滤出，依次用乙醇、去离子水洗涤后，得到表面荷电化的凹凸棒石的载体；
第3步，活性成分的沉积：按重量份计，将表面荷电化的凹凸棒石的载体35～45份加入含有1～5wt%氯铂酸、0.5～3wt%氯金酸、4～6wt%硝酸铜的水溶液80～90份中，通入氮气将氧气置换后，保持1～2h，在氙灯下照射，进行光沉积处理；再滴加NaOH溶液使硝酸铜沉淀，再进行离心干燥，干燥物依次经过焙烧后得到催化剂。
在一个实施方式中，所述的硅溶胶的固含量是20～25wt%。
在一个实施方式中，所述的硅烷偶联剂是KH550、KH560或者KH570中的一种，所述醇溶液是指甲醇溶液、乙醇溶液或异丁醇溶液中的一种；硅烷偶联剂在醇溶液中的质量百分比范围是5～8wt%。
在一个实施方式中，氙灯功率200～400W，照射时间1～3h。
在一个实施方式中，NaOH与硝酸铜的摩尔比是2：1。
在一个实施方式中，第3步中的焙烧是指400℃下焙烧3h。
本发明中所提供的用于CO变换反应制H2的催化剂，是主要是铜作为活性中心，同时辅助以铂和金作为助催化金属，其主要的载体采用了凹凸棒石；由于凹凸棒石具有较大的比表面积，将其在硅溶胶中浸渍可以使其表面覆有一层氧化硅，而氧化硅具有可以使凹凸棒石的表面呈现负电荷；由于包覆了氧化硅的凹凸棒石表面具有负电荷，存在大量羟基，通过硅烷偶联剂处理后，使其表面被正电荷化；同时，由于氯铂酸中的阴离子可以与正电荷化的凹凸棒石可以形成静电作用，使氯铂酸离子吸附于载体的表面，再通过光沉积处理之后，可以有效地提高铂和金在负载表面的覆盖均匀性和负载量；另外，在进行表面的氯铂酸的静电吸附过程中，由于是和硝酸铜在同一个溶液体系中，能够使生成铂的过程时，与表面的硝酸铜以及后续的氢氧化铜沉淀形成均匀的分散并结合，能够使催化剂表面出较高的催化活性。
实施例1
高炉煤气来料先经过除尘后，再在380℃、0.36MPa下经过铁、锰的氧化物和ZnO组成的脱硫剂脱硫后，随着温度的降低，再在300℃、0.36MPa下经甲烷催化燃烧反应，除掉其中微量的甲烷后，进一步在温度降低为200℃和压力保持不变依然为0.36MPa的条件下进行催化反应，脱除高炉煤气中微量的氢气和氧气。经处理后的气体为0.36MPa、温度为32℃，进入变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后进入变压吸附脱碳装置脱除二氧化碳，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在吸附压力为0.35MPa，操作温度为32℃的条件下提取部分体积组成³99.2%工业级氮气，且将其作为产品送往氮气回收系统。
变压吸附塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压，主要分为两部分，第一部分约1/3的CO增压至0.35MPa进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO增压至3.2MPa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～250℃，冷却水被加热产生1.6MPag的蒸气供其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于3.1MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分，然后在经过变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后，通入变压吸附脱碳提氢装置，其主要还是脱除等温变换反应生成的二氧化碳。最后，提纯得到的氢气进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。
在本实施例的工艺和反应流程下不仅得到了合成乙二醇的原料气，还回收了工业级氮气，而且在高炉煤气的高温工段将含有的少量甲烷进行催化燃烧反应处理，环保指标更有保障。
实施例1具体工艺流程详见图2，各步骤过程中的气体组分见表1。
表1
实施例2
转炉煤气来料先经过除尘后，增压至0.4MPa，降温至40℃后进入二氧化碳吸收塔，此二氧化碳吸收脱除装置采用DEA吸收法，此二氧化碳吸收塔采用DEA溶液为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳和大部分硫，吸收饱和后的DEA溶液再在再生塔中升温释放出二氧化碳活化再生，脱除的二氧化碳经处理后达到标准后供其他装置回收使用。
经过脱除二氧化碳后的气体再经过活性炭、分子筛和氧化铝等组成的精脱硫吸附塔进行精脱硫后，将此部分气体送入变温吸附装置中，在吸附压力为0.3MPa，操作温度为32℃的条件下进行变温吸附分离进而脱除水和其他重组分成分后，此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在相近的吸附压力和吸附温度条件下，通过变压吸附分离的方法提纯CO气体，得到的CO气体的纯度³99%，在塔顶分离出的含有大量氮气的气体经过余压回收装置回收所含的压能后，经处理后达到排放标准后放空。
变压吸附分离CO和氮气的装置主要分为两部分，第一部分约1/3的CO气量，采用塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压至0.4MPa后，在温度降低为140℃和压力保持不变依然为0.4MPa的条件下进行催化反应，脱除其中的微量的氢气和氧气后进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO气量，采用多次（≥1次）逐级逐渐降压高压冲洗与抽真空结合的方式脱附出含有CO和H2的混合气体，冲洗气来源于变压吸附脱碳提氢装置装置的多次多塔的顺放气。此方法耦合两套装置，由两套装置共同确定顺放气的顺放压力和变压吸附分离CO和氮气的吸附装置的冲洗压力范围，使得成本最低。一般的变压吸附的冲洗压力都选择在常压附近，这样在低压下有利于脱附。但这里采用的方法是利用两次顺放气在其顺放压力下对分离CO和氮气的吸附装置进行两次冲洗脱附；然后再对分离CO和氮气的吸附装置进行抽真空脱附的工艺。然后将得到的此多股压力不同组分不同的冲洗后的混合气体按压力逐级进料至压缩机升压。采用此方法的优点是，首先利用不同压力的冲洗气进行冲洗虽然使得吸附剂脱附不彻底，但还是能使绝大部分的气体脱附出来，同时得到的气体为高压气体，使得再对它们加压的所消耗的能量减小；其次再用抽真空的工艺使得吸附剂比较彻底的脱附；再次采用这种脱附方法可以使得气体减压过程变为逐级逐渐减压，可以减小吸附剂的冲击荷载，增加吸附剂的使用寿命，最后由于采用了这种方法得到的脱附出含有CO和H2的混合气体，降低了气体中CO的浓度，使变换深度变低，使得反应放热温升减小，降低了催化剂的最高使用温度，减少变换的条件的苛刻度，增加变换催化剂的使用寿命。总之，此方法综合平衡了单位吸附剂的循环吸附量和能耗以及吸附剂装填量、吸附剂寿命、变换催化剂的寿命，同时联系和回收利用了另一套装置的顺放气体，减少了有效气体的浪费。气体增压至2.7MPa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～260℃，冷却水被加热产生2.7MPa的蒸气供本装置或其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于2.6MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分，然后在经过变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后，通入变压吸附脱碳提氢装置，其主要还是脱除等温变换反应生成的二氧化碳。最后，提纯得到的氢气进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。
在本实施例的工艺和反应流程下制备合成乙二醇的原料气主要考虑用DEA吸收法代替实施例1中提到的变压吸附法脱除CO2，同时对不需要回收工业级氮气而做了部分净化工艺上的简化和调整，简化了步骤，缩短了流程，节约了成本，同时用余压回收系统对放空的气体回收所含的压能。
实施例2具体工艺流程详见图3，各步骤过程中的气体组分见表2。
表2
实施例3
高炉煤气来料先经过除尘后，再在350℃、0.2MPa下经过锰的氧化物和ZnO组成的脱硫剂脱硫后，随着温度的降低，再在290℃、0.2MPa下经甲烷催化燃烧反应，除掉其中微量的甲烷后，进一步在温度降低为220℃和压力保持不变依然为0.2MPa的条件下进行催化反应，脱除高炉煤气中微量的氢气和氧气。经处理后的气体进入气体压缩机组增压至0.35MPa、温度为40℃，经增压后的气体进入变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后进入变压吸附脱碳装置脱除二氧化碳，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在吸附压力为0.35MPa，操作温度为40℃的条件下提取部分体积组成³99.2%工业级氮气，且将其作为产品送往氮气回收系统。
变压吸附分离CO和氮气的装置主要分为两部分，第一部分约1/3的CO气量，采用塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压至0.4MPa进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO气量，采用多次（≥1次）逐级降压高压冲洗与低压冲洗加抽真空结合的方式脱附出含有CO和H2的混合气体，冲洗气来源于二次变压吸附提纯氢气装置的多次多塔的顺放气。此方法耦合两套装置，由两套装置共同确定顺放气的顺放压力和变压吸附分离CO和氮气的吸附装置的冲洗压力，使得成本最低。一般的变压吸附的冲洗压力都选择在常压附近，这样在低压下有利于脱附。但这里采用的方法是利用三次顺放气在其顺放压力下对分离CO和氮气的吸附装置进行三次冲洗脱附；然后再对分离CO和氮气的吸附装置进行同时抽真空和用顺放气吹扫的工艺。然后将得到的此多股压力不同组分不同的冲洗后的混合气体按压力逐级进料至压缩机升压。采用此方法的优点是，首先利用不同压力的冲洗气进行冲洗虽然使得吸附剂脱附不彻底，但还是能使绝大部分的气体脱附出来，同时得到的气体为高压气体，使得再对它们加压的所消耗的能量减小；其次再用同时抽真空并用顺放气吹扫的工艺既可以减小真空泵的真空度、节省真空泵的能量、同时还能使得吸附剂比较彻底的脱附；再次采用这种脱附方法可以使得气体减压过程变为逐级减压，可以减小吸附剂的冲击荷载，增加吸附剂的使用寿命，最后由于采用了这种方法得到的脱附出含有CO和H2的混合气体，降低了气体中CO的浓度，使变换深度变低，使得反应放热温升减小，降低了催化剂的最高使用温度，减少变换的条件的苛刻度，增加变换催化剂的使用寿命。总之，此方法综合平衡了单位吸附剂的循环吸附量和能耗以及吸附剂装填量、吸附剂寿命、变换催化剂的寿命，同时联系和回收利用了另一套装置的顺放气体，减少了有效气体的浪费。气体增压至3.5MPa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～250℃，冷却水被加热产生1.6MPag的蒸气供其他装置使用。然后气相进一步冷却至40℃，于3.4MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分后进入二氧化碳吸收塔，此二氧化碳吸收脱除装置采用加入活化剂的MDEA吸收法，此二氧化碳吸收塔采用加入活化剂的MDEA溶液为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳，吸收饱和后的溶液经过三次降压再生，在再生塔中吸收剂释放出二氧化碳后活化再生，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。提纯得到的氢气然后再经过变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分。因为氢气中含有的CO和CO2对后续的反应催化剂产生不利影响，使得催化剂的选择性降低，所以希望氢气的纯度越高越好、CO和CO2的含量越低越好，而单纯依靠变换制氢中把CO反应掉使得CO的含量降低，但是当CO的含量越低时越趋近于反应平衡，反应速度越低，使得变换反应器体积越大，同样单纯依靠吸收法降低CO2的含量，由于当CO2的含量越低时越趋近于相平衡，单位体积CO2所需要的吸收液的量激增，会使吸收液的循环量增大很多。因此考虑在变温吸附装置后增加一步变压吸附装置来进一步提纯氢气，还可以减低变温吸附装置负荷，减小变温吸附装置的投资，并且同时减小变换反应和吸收法脱CO2装置的负荷，减小这些装置的投资，从而节省成本。氢气经过变温吸附装置后增加的变压吸附装置来进一步提纯氢气后进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。
在本实施例的工艺和反应流程下制备H2/CO原料气主要考虑用加入活化剂的MDEA吸收法脱除CO2代替实施例1中提到的变压吸附脱碳提氢装置中采用变压吸附法脱除CO2。
实施例3具体工艺流程详见图4，各步骤过程中的气体组分见表3。
表3
实施例4
高炉煤气来料先经过除尘后，再在320℃、0.18MPa下经过锰的氧化物和ZnO组成的脱硫剂脱硫后，随着温度的降低，再在280℃、0.18MPa下经甲烷催化燃烧反应，除掉其中微量的甲烷后，进一步在温度降低为220℃和压力保持不变依然为0.18MPa的条件下进行催化反应，脱除高炉煤气中微量的氢气和氧气。经处理后的气体进入气体压缩机组增压至0.45MPa，经增压后的气体降温至40℃后进入二氧化碳吸收塔，此二氧化碳吸收脱除装置采用DEA吸收法，此二氧化碳吸收塔采用DEA溶液为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳和所余的微量的硫，吸收饱和后的DEA溶液再在再生塔中升温释放出二氧化碳活化和微量的硫再生，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。
经过脱除二氧化碳后的气体进入变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后，此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在吸附压力为0.35MPa，操作温度为40℃的条件下提取部分体积组成³99.2%工业级氮气，且将其作为产品送往氮气回收系统。
变压吸附塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压，主要分为两部分，第一部分约1/3的CO增压至0.35MPa进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO增压至3.5MPa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～250℃，冷却水被加热产生1.6MPag的蒸气供其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于3.4MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分后，经过低温甲醇洗装置的换热系统对气体进行降温，经过降温气体冷却至-15℃后，进入低温甲醇洗装置的气体吸收塔，此时吸收塔采用-40℃的低温甲醇为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳，吸收饱和后的溶液经过减压再生、氮气汽提再生和加热再生后，在再生塔中吸收剂释放出二氧化碳后活化再生，以及释放出微量的硫和水分，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。提纯得到的氢气然后再经过变温变压一体化吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分、CO和氮气以及还剩余的CO2等成分后，进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。（变温变压一体化吸附是由于易于脱附的CO和氮气、CO2是可以用变压吸附来处理的，而不易于脱附的水分和重组分，是需要由变温吸附来处理的，但是由于水分和重组分、CO和氮气以及还剩余的CO2的含量比例相差不大，所以把变温吸附和变压吸附合在一个装置内，因为易于脱附组分略多一些，易于脱附组分先饱和，所以当易于脱附组分吸附饱和后，采取变压的方法再生，配置多台吸附塔切换备用操作。当不易于脱附的组分饱和时，则直接采取变温的方法彻底再生。此方法由于用一个装置完成了常规两个装置才能完成的任务，所以可以节省投资、节省占地面积；此方法还可以使得吸附周期加长，减少变温再生次数，也减少了变压再生的次数，延长吸附剂寿命；此方法还可以节约变温再生的能量，也可减少变压再生的能量；此方法由于耦合了变温变压两种方法，使得脱附更彻底，使得吸附剂更具有活性，使得吸附剂的吸附能力加强，从而提高了所净化气的洁净度。
在本实施例的工艺和反应流程下制备H2/CO原料气主要考虑用加入低温甲醇洗吸收法脱除CO2代替实施例1中提到的变压吸附脱碳提氢装置中采用变压吸附法脱除CO2。
实施例4具体工艺流程详见图5，各步骤过程中的气体组分见表4。
表4
对照例1
与实施例1的区别是：在高炉煤气的预处理后再进入PSA分离CO和N2段，采用的是先PSA分离CO和氮气后得到纯的CO再进行催化脱H2和O2。
高炉煤气来料先经过除尘后，再在380℃、0.36MPa下经过铁、锰的氧化物和ZnO组成的脱硫剂脱硫后，随着温度的降低，再在300℃、0.36MPa下经甲烷催化燃烧反应，除掉其中微量的甲烷后。经处理后的气体为0.36MPa、温度为32℃，进入变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后进入变压吸附脱碳装置脱除二氧化碳，脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在吸附压力为0.35MPa，操作温度为32℃的条件下提取的部分氮气体积组成≤99.2%，无法满足工业级氮气的需求，只能将其送往能量回收系统，回收氮气压能后放空。并且CO的体积组成≤99%，满足不了预先设定的要求。并且随着时间的推移，吸附剂开始劣化，经过一个月的时间吸附剂已经达不到分离的要求。
变压吸附塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压，主要分为两部分，第一部分约1/3的CO增压至0.35MPa进入中间储气罐后，然后再升温至140℃后，压力保持不变依然为0.35MPa的条件下进行催化反应，脱除CO气体中所含有的微量的氢气和氧气。经过催化脱H2和O2的纯CO作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用，由于在纯CO中进行催化脱H2，由于CO含量极高要使得脱H2和O2至H2≤1000ppm，O2≤1000ppm，会使得更多的CO和O2反应，造成CO的浪费，同时由于反应后会产生H2O以及CO2，作为杂质为了不影响后面的反应的催化剂需要除去，需另增加一套变温吸附净化装置除去经过催化脱H2和O2反应所产生的杂质；另一部分约2/3的CO增压至3.2MPa后与水蒸气混合后进入拟等温变换反应器进行变换反应，拟等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～250℃，冷却水被加热产生1.6MPag的蒸气供其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于3.1MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分，然后在经过变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后，通入变压吸附脱碳提氢装置，其主要还是脱除等温变换反应生成的二氧化碳。最后，提纯得到的氢气进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。并且随着时间的推移，变换催化剂剂开始劣化，经过6个月的时间经过拟等温变换反应器的变换效果越来越差，采用不同方案变换反应器出口中的CO浓度随工作时间见表6，可见采取对比例方案后变换后氢气的纯度随时间越来越低，经过变压吸附脱碳提氢装置，所产生的净化尾气中CO的含量越来越高，造成原料不必要的浪费，并且不利于环保。
在本实施例的工艺和反应流程下得到了合成乙二醇的原料气的含量满足不了预先设定的要求，并且还无法满足工业级氮气，还能使吸附剂中毒而随着时间的推移，吸附剂开始劣化直至无法使用。由于在纯CO中进行催化脱H2和O2，会使得更多的CO和O2反应，造成CO的浪费，并且由于催化反应脱氢脱氧后的反应产物作为杂质需要再除去，需要增加相应除杂的步骤和装置。并且由于氧气含量的过高使得变换催化剂剂劣化，经过拟等温变换反应器的变换效果越来越差，变换后氢气的纯度越来越低，所产生的净化尾气中CO的含量越来越高，造成原料不必要的浪费，并且不利于环保。
对照例1具体工艺流程详见图6，各步骤过程中的气体组分见表5。
表5
表6
从表中可以看出，采用先脱氢脱氧再除CO2的方法，气体里的CO浓度较低，有利于催化氧化脱氢的选择性提高、有利于减少CO同氧气的反应，从而减少CO浪费，使得反应条件没有那么苛刻，有利于催化剂的选择。同时减少了气体中的氧气的含量，有利于保护CO和氮气步骤的吸附剂以及变换反应的催化剂，以及减少脱氢脱氧后再除去作为杂质的反应产物的步骤和装置。
实施例5
高炉煤气来料先经过除尘后，增压至1Mpa，降温至-50℃后进入二氧化碳吸收塔，此二氧化碳吸收脱除装置采用低温甲醇洗吸收法，并且同时脱除气体中所含的硫，此吸收塔上塔为脱碳段主要吸收二氧化碳，经过脱碳段的部分低温甲醇出塔经增压去往脱碳提氢装置的吸收塔，作为吸收液再次进行吸收脱碳；吸收饱和后的甲醇经过减压再生、氮气汽提再生释放出所含二氧化碳，大部分活化再生的甲醇作为半贫液去往吸收塔脱除二氧化碳；余下部分的甲醇在热再生塔中升温再生释放出所含硫和余下的少部分二氧化碳后活化再生，最终完全活化再生为贫液。
而吸收塔的下塔为脱硫段，经过脱碳段的部分低温甲醇进入脱硫段在这里脱除气体所含的硫成分，经过脱硫段的含硫甲醇经过氮气汽提再生释放出所含二氧化碳后同脱碳段经减压再生、氮气汽提再生后没有作为半贫液余下部分的甲醇一起在热再生塔中升温再生释放出所含硫和余下的少部分二氧化碳后活化再生，最终完全活化再生。脱除的二氧化碳经处理后达到标准后供其他装置回收使用。释放出的含硫气体经处理后达到标准后排放。
经过脱除二氧化碳后的气体送入变温吸附装置中，在吸附压力为0.8MPa，操作温度为32℃的条件下进行变温吸附分离进而脱除水和其他重组分成分后，此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在相近的吸附压力和吸附温度条件下，通过变压吸附分离的方法提纯CO气体，得到的CO气体的纯度³99%，在塔顶分离出的含有大量氮气的气体经过余压回收装置回收所含的压能后，经处理后达到排放标准后放空。
经变压吸附塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压，主要分为两部分，第一部分约1/3的CO增压至0.4MPa后，在温度降低为140℃和压力保持不变依然为0.4MPa的条件下进行催化反应，脱除其中的微量的氢气和氧气后进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO增压至2.7Mpa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～260℃，冷却水被加热产生2.7Mpa的蒸气供本装置或其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于2.6MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分。再在-26℃、2.6Mpa的温度、压力下通入低温甲醇洗脱碳提氢装置，其主要还是脱除等温变换反应生成的二氧化碳。此吸收塔的吸收液主要来自第一次脱碳步骤中气体吸收塔中经过脱碳段中吸收了一定量的二氧化碳的部分低温甲醇，这部分的低温甲醇经过增压，作为吸收液再次进行吸收脱碳。吸收塔的还有部分吸收液来自经过热再生的贫液和经过减压再生、氮气汽提再生的半贫液。然后在经过变温吸附装置脱除气体在经过低温甲醇洗脱碳提氢装置时气体中带出微量的吸收液中所含的微量的水分和重组分以及残余的CO、CO2和氮气等成分后，最后，提纯得到的氢气进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。
在本实施例的工艺和反应流程下制备合成乙二醇的原料气主要考虑用低温甲醇洗得吸收法分两次分别在高、低两种不同的压力下脱除CO2，同时不需要回收工业级氮气而使的部分净化工艺上的简化，简化了步骤，缩短了流程，节约了成本，同时用余压回收系统对放空的气体回收所含的压能。
实施例5具体工艺流程详见图7，各步骤过程中的气体组分见表7。
表7
实施例6
高炉煤气来料先经过除尘后，再在320℃、0.12Mpa下经过锰的氧化物和ZnO组成的脱硫剂脱硫后，随着温度的降低，再在280℃、0.12Mpa下经甲烷催化燃烧反应，除掉其中微量的甲烷后，进一步在温度降低为220℃和压力保持不变依然为0.12MPa的条件下进行催化反应，脱除高炉煤气中微量的氢气和氧气。经处理后的气体进入气体压缩机组增压至0.5MPa、温度为32℃，经增压后的气体进入二氧化碳吸收塔，此二氧化碳吸收脱除装置采用DEA吸收法，此二氧化碳吸收塔采用DEA溶液为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳。经过吸收后的DEA溶液出塔经增压去往脱碳提氢装置的吸收塔，作为吸收液再次进行吸收脱碳；吸收饱和后的DEA溶液经过三次减压再生释放出所含二氧化碳，部分经过减压活化再生的DEA溶液作为半贫液去往吸收塔脱除二氧化碳；余下部分的DEA溶液在热再生塔中升温再生释放出所含余下的部分二氧化碳后活化再生，最终完全活化再生为贫液。脱除的二氧化碳经处理后达到标准后供其他装置回收使用。
经过脱除二氧化碳后的气体进入变温吸附装置脱除气体所含的微量的水分和重组分等成分后，此时气体组分主要含有CO和氮气。将此部分气体送入变压吸附CO和氮气分离装置中进行CO和氮气的分离，在吸附压力为0. 4MPa，操作温度为32℃的条件下提取部分体积组成³99.2%工业级氮气，且将其作为产品送往氮气回收系统。
变压吸附塔底抽真空脱附出的高纯度的CO产品送入压缩机组中增压，主要分为两部分，第一部分约1/3的CO增压至0.35MPa进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用；另一部分约2/3的CO增压至3.5Mpa后与水蒸气混合后进入等温变换反应器进行变换反应，等温变换反应器采用水冷移除反应放热，反应温度180～250℃，冷却水被加热产生1.6Mpag的蒸气供其他装置使用。然后气相进一步冷却至32℃，于3.4MPa压力下先进入气液分离器，脱除气体中所含过量水的大部分后，进入脱碳提氢装置的气体吸收塔，此时吸收塔采用DEA溶液的为吸收剂在吸收塔内脱除二氧化碳，此吸收塔的吸收液主要来自第一次脱碳步骤中气体吸收塔中经过脱碳段中吸收了一定量的二氧化碳的DEA溶液，这部分的DEA溶液经过增压，作为吸收液再次进行吸收脱碳。吸收塔的还有部分吸收液来自经过热再生的贫液和经过减压再生的半贫液。
吸收饱和后的DEA溶液经过三次减压再生释放出所含二氧化碳，部分经过减压活化再生的DEA溶液作为半贫液去往吸收塔脱除二氧化碳；余下部分的DEA溶液在热再生塔中升温再生释放出所含余下的部分二氧化碳后活化再生，最终完全活化再生为贫液。脱除的二氧化碳经处理后达到排放标准后放空。
然后经过DEA溶液脱碳提氢的气体再通过变温吸附装置脱除气体在经过DEA溶液脱碳提氢装置时气体中带出微量的吸收液中所含的微量的水分和重组分以及残余的CO、CO2和氮气等成分后，最后，提纯得到的氢气进入中间储气罐后，作为合成乙二醇的原料气供下一步合成乙二醇装置使用。
在本实施例的工艺和反应流程下制备合成乙二醇的原料气主要考虑用DEA溶液吸收法分两次分别在高、低两种不同的压力下脱除CO2，同时还回收工业级氮气，而且在转炉煤气的高温工段将含有的少量甲烷进行催化燃烧反应处理，环保指标更有保障。
实施例6具体工艺流程详见图8，各步骤过程中的气体组分见表8。
表8
实施例7 本实施例用于说明两塔变压吸附中的能量回收过程
某尾气气体中还含有微量N2、CO、CO2、CH4、Ar等杂质，为达到产品氢气要求需设置氢气分离单元进行分离提纯。由于上游装置的运行压力较高，造成H2的变压吸附分离装置进入的原料气压力较高，同时需要完成分离后的H2需要增压至4.2 MPa (G)。
原料气条件：
流量：2000Nm3/h（干基）
压力：2.2MPa (G)
温度：≈32℃
总H2O、O2、NH3、CH3OH、氯、磷、砷、氟、HCN：≤0.1ppm
经装有H2分离专用吸附剂的变压吸附提纯装置进行分离净化，分离步骤包括：吸附、均压降压、逆向放压、抽真空、均压升压、最终充压。在包括了压力变化的步骤：均压、逆向放压、最终升压中采用了能量回收和加压耦合的装置回收了能量，同时完成了H2的专分离净化。
能量回收和加压耦合的装置为螺杆膨胀机、压缩机、电动机组成的系统，以及其辅助作用的电容组、调节阀组、飞轮、多个缓冲罐，还包括变速机构以及控制系统等复杂系统。在被加压的H2在进入能量回收装置中前和离开能量回收装置后加入一定容积的缓冲罐，来平抑被加压的H2的压力和流量的波动，使其基本稳定。
本实施例中提供的装置如图9和图10所示，其中，吸附塔1A的排气管连接至膨胀机的一级2，膨胀机的一级2的排气方向再与吸附塔1B相连接，在膨胀机的一级2的进口和出口侧的管路上，分别连接有缓冲罐13、14，膨胀机的一级2的转轴再与电动机4相连接，电动机4再与压缩机3相连接，用于对气体加压，压缩机3的进出口上分别也设置有被压缩气体进口缓冲罐11和被压缩气体出口缓冲罐12，在电动机2上还连接有电容组10。
以下结合该装置的操作过程对其运行作进一步地说明：
在（0~3min）的时间段里吸附塔1A（以下简称A塔）进行吸附的过程，阀门A5A1打开，原料气通过原料气稳压罐（18）和调节阀E4进入待吸附状态的吸附塔A塔；塔顶未吸附的气体经过产品气稳压罐（19）和调节阀E3作为产品气供其它装置使用。吸附塔1B（以下简称B塔）进行抽真空的过程，阀门B6打开，由往复泵（6）经抽空气缓冲罐（5）对B塔进行抽真空。能量回收装置没有气体通过，没有回收能量供给压缩机（3）进行气体压缩。
在（3~4min）的时间段里进行A塔和B塔进行均压的过程，阀门A2B3E2打开，利用A塔中的高压气体给B塔进行升压，首先，在阀门A2B3E2打开的瞬间，管道中压力、膨胀机（3）进出口的压差、流量变化都很大，所以会造成比较大的冲击载荷，过大的冲击载荷会影响设备的平稳、安全的运行、会影响设备的寿命。所以通过调节阀E5E10，来调节膨胀机3进出口的压差、流量，在阀门A2B3 E2打开的瞬间，减小调节阀E5E10的开度，对相应的吸附塔进行憋压，来减少冲击荷载对膨胀机的影响。还通过膨胀机进出口管线相连的缓冲罐（13）（14）来进行缓冲，当与缓冲罐相连的管道中压力高于阀门E6E7设定的压力时，阀门E6E7打开，缓冲罐与管线相连通，使气体分流进入缓冲罐，减少进入膨胀机的气体的量减少冲击荷载的影响，为膨胀机调节机构的动作争取所需的时间，使得调节控制机构动作螺杆膨胀机的滑阀，调节通过膨胀机的流量、内压比、内容积比能适于开阀后的膨胀机进出口的外压比和流量。同时作用在膨胀机上的压能带动轴转动，转化为轴的机械能，由于开阀时形成的冲击荷载易使轴转速超过设定的需要转速，轴转速改变不利于同电动机形成合力共同驱动压缩机完成对另一气体的压缩过程，通过在转轴上增加一定尺寸和一定质量分布的飞轮来增加轴的转动惯量，使得在相同转矩下，转轴说获得的加速度减小，有利于转轴的转速的稳定在定的需要转速。膨胀机的转轴与电动机（4）相连接，可以带动电动机转动，但是由于膨胀机所输出的机械能转速会由于变压吸附的频繁变化过程导致周期性变化，因此会导致电动机的运行不稳定，因此，电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动。在冲击荷载作用下，电网对电动机输入的电流的流量可能快速减小，甚至引起电流的输送方向的改变，所以通过电动机和电容组（10）相接，来平抑在冲击荷载作用下引起的电流的流量的快速变化，能够加强电动机系统对快速变化转轴所需转动能的响应能力，减小对电网的冲击。随着运行时间的加长，由于A塔中的气体逐渐流向B塔，A塔压力逐渐降低，B塔压力逐渐升高，两塔之间的压差逐渐减小，膨胀机进出口之间气体的压差逐渐减小，流量也逐渐减小，这一过程逐渐变化的。调大调节阀E5E10的开度，减小阀门处的阻力损失。随着膨胀机进出口处管线压力逐渐变化，气体由流入缓冲罐逐渐变化到流出缓冲罐，当与缓冲罐相连的管道中压力低于阀门E6E7设定的压力时，阀门E6E7关闭，缓冲罐与管线不再连通。由于被压缩的气体需要基本稳定的压力和流量，这意味着压缩的气体所需的轴功率需要基本稳定，所以被压缩的气体在压缩机进出口都接入了缓冲罐来应对可能的压力和流量的波动，随着时间的变化，膨胀机进出口之间气体的压差逐渐减小，流量也逐渐减小，所以膨胀机所输出的轴功率也在逐渐变小，则需要电动机所输出的轴功率逐渐变大，则电网输入的电流需要通过控制系统调节逐渐变大来补全被压缩的气体所需的轴功率。电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动。同时通过调节控制机构调节螺杆膨胀机的滑阀，调节通过膨胀机的流量、内压比、内容积比使得膨胀机的保持较高的效率。
由于能量回收过程为降压对外输出功的膨胀过程，膨胀机出口的气体的温度会下降，降温幅度由膨胀机进、出口的压差决定，膨胀机出口的气体经换热器（20）（21）对外输出一定温度的冷量供其它装置使用。膨胀机出口的气体进入B塔，对B塔进行均压升压的过程，经换热回收一定冷量后的气体温度低于膨胀机入口端的气体温度，低温气体的进入使得B塔的温度降低。对B塔来说，在下一步的充压过程中同样存在着类似的低温气体的进入使得B塔的温度降低的过程，会使得B塔在下一步进行吸附的步骤中，B塔的吸附温度会降低，会使得吸附塔的吸附温度低于脱附再生的温度，吸附时的温度低有利于增大单位吸附剂的吸附量，脱附再生时的温度高有利于使得吸附剂的脱附的更彻底增大了吸附剂的动态吸附量。同时由于气体通过膨胀机进行了能量回收，会使得吸附塔的升压或降压过程趋于缓慢，相较于没有采用能量回收的变压吸附装置，减少了均压过程中的气体对吸附塔的冲击荷载。过大并且频繁的冲击荷载会使吸附剂的容易粉化，减少吸附剂的寿命，同时也对吸附塔的安全性、疲劳使用寿命产生不利影响。所以使用了在变压吸附装置中使用了能量回收装置会使得吸附剂的使用寿命延长，同时也有利于吸附塔的安全性和疲劳使用寿命。
在（4~5min）的时间段里A塔进行逆放，B塔进行充压过程。阀门A4E13打开，A塔中的高压气体经过能量回收系统回收了压能和冷量后经逆放气缓冲罐（7）和逆放气压缩机（8）后去往其他燃烧装置。和均压过程中能量回收系统的运作情况类似，在开阀的瞬间形成的冲击荷载，由调节阀组E6E8E9、缓冲罐（13）（15）（16）、飞轮、电容组（10）起缓冲作用进行缓解，以及大的电网的接入、膨胀机滑阀的调节也可以对冲击荷载起到一定的缓冲作用。同样和均压过程中能量回收系统的运作情况类似，随着运行时间的加长，A塔中气体的压力逐渐降低，膨胀机进出口之间气体的压差逐渐减小，流量也逐渐减小，所以膨胀机所输出的轴功率也在逐渐变小，则需要电动机所输出的轴功率逐渐变大，则电网输入的电流需要通过控制系统调节逐渐变大来补全被压缩的气体所需的轴功率。电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动，电容组通过电流的输入和输出对电动机平稳的驱动也有贡献。同时通过调节控制机构调节螺杆膨胀机的滑阀，使得膨胀机的流量、内压比、内容积比使能适于开阀后的膨胀机进出口的外压比和流量，使膨胀机保持较高的效率。同样通过膨胀机出口处的换热器对外输出一定温度的冷量供其它装置使用。同样和均压过程中能量回收系统的运作情况类似，因为在压力变化过大的过程中加入了能量回收系统，使得吸附剂的使用寿命延长，同时也有利于吸附塔的安全性和疲劳使用寿命。阀门E1E2B3打开，产品气稳压罐（19）中的高压气体经过能量回收系统回收了压能和冷量后对B塔进行充压，使B塔压力升高到接近吸附步骤的压力。在这一过程中能量回收系统对开阀的冲击载荷的应对方式、电网中输入电流的变化对平稳的驱动、通过换热器对外提供冷量、滑阀对膨胀机流量、内压比、内容积比的调节和A塔的顺放过程相类似。经换热回收一定冷量后的气体温度低于膨胀机入口端的气体温度，低温气体的进入使得B塔的温度降低。
在（5~8min）的时间段里B塔进行抽真空的过程，阀门A6打开，由往复泵（6）对A塔进行抽真空。B塔处于吸附状态，原料气通过原料气稳压罐（18）和调节阀E4进入待吸附状态的吸附塔B塔；塔顶未吸附的气体经过产品气稳压罐（19）和调节阀E3作为产品气供其它装置使用。B塔由于在之前的均压升压和充压过程中，接受的经过能量回收后的气体的温度低于膨胀机入口端的气体温度。会使得B塔的吸附温度会降低，在B吸附的步骤中，会使得吸附塔的吸附温度低于抽真空脱附再生的温度，吸附时的温度低有利于增大单位吸附剂的吸附量，脱附再生时的温度高有利于使得吸附剂的脱附的更彻底，增大了吸附剂的动态吸附量。在这段时间中能量回收装置没有气体通过，没有回收能量供给压缩机（3）进行气体压缩。
在（8~9min）的时间段里进行B塔和A塔进行均压的过程，阀门B2A3打开，利用B塔中的高压气体给A塔进行升压。其过程和（3~4min）段的均压的过程相类似，A塔与B塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
在（9~10min）的时间段里A塔进行充压过程，B塔进行逆放过程。阀门E1E2B3，产品气稳压罐（19）中的高压气体经过能量回收系统回收了压能和冷量后对A塔进行充压，使A塔压力升高到接近吸附步骤的压力。阀门B4E13打开，A塔中的高压气体经过能量回收系统回收了压能和冷量后经逆放气缓冲罐（7）和逆放气压缩机（8）后去往其它燃烧装置。其过程和（4~5min）段的里A塔进行逆放，B塔进行充压过程相类似，A塔与B塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
至此，吸附塔完成了一个完整的吸附－再生循环过程，并为下一个循环过程做好了准备。B塔的操作过程和塔A相同，每个吸附塔交替进行各个步骤的操作，对于单塔进行循环往复不断的连续运行，对于塔与塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
通过变压吸附将变压吸附分离H2的过程中的周期性快速变化压能回收，转化成常规可利用的机械能供给对H2加压过程和对外输出的冷量，节省了对H2加压所消耗的电能。对比于没有加入能量回收装置的变压吸附系统，其可回收常规变压吸附系统中由于压差引起的能量损耗的46%。
表9 两塔变压吸附净化H2循环操作步骤时序表
实施例8 本实施例用于说明三塔变压吸附中的能量回收过程
某尾气气体中还含有微量N2、CO、CO2、CH4、Ar等杂质，为达到产品氢气要求需设置氢气分离单元进行分离提纯。由于上游装置的运行压力较高，造成H2的变压吸附分离装置进入的原料气压力较高，同时需要完成分离后的H2需要增压至4.2 MPa (G)。
原料气条件：
流量：2000Nm3/h（干基）
压力：2.2MPa (G)
温度：≈32℃
总H2O、O2、NH3、CH3OH、氯、磷、砷、氟、HCN：≤0.1ppm
经装有H2分离专用吸附剂的变压吸附提纯装置进行分离净化，分离步骤包括：吸附、均压降压、逆向放压、抽真空、均压升压、最终升压。在包括了压力变化的步骤：均压、逆向放压、最终升压中采用了能量回收和加压耦合的装置回收了能量，同时完成了H2的专分离净化。能量回收和加压耦合的装置为透平膨胀机、压缩机、电动压缩机组成的系统，以及其辅助作用的电容组、调节阀组、飞轮、多个缓冲罐，还包括变速箱以及控制系统等复杂系统。在被加压的H2在进入能量回收装置中压缩机的前面和离开能量回收装置后加入一定容积的缓冲罐，来平抑被加压的H2的压力和流量的波动，使其基本稳定。
如图11所示。
在这一变压吸附和能量回收和加压耦合的装置的各个操作步骤中的能量回收过程有着相似的过程。对于操作过程中操作步骤转换过程中开阀的瞬间管道中压力、调节膨胀机进出口端的压差变化都很大，所以会造成比较大的冲击载荷，过大的冲击载荷会影响设备的平稳、安全的运行、会影响设备的寿命。所以通过调节阀E2E5，来调节膨胀机进出口的压差、流量，在阀门打开的瞬间，减小调节阀E2E5的开度，对相应的吸附塔进行憋压，来减少冲击荷载对膨胀机的影响。还通过膨胀机进出口管线相连的缓冲罐（13）（14）（15）（16）来进行缓冲，当与缓冲罐相连的管道中压力高于阀门E6E7E8E9设定的压力时，阀门E6E7E8E9打开，缓冲罐与管线相连通，使气体分流进入缓冲罐，减少进入膨胀机的气体的量减少冲击荷载的影响，为膨胀机调节机构的动作争取所需的时间，使得调节控制机构动作透平膨胀机的入口导叶片的偏转角度或可调喷嘴的开度，调节通过膨胀机的流量、压差能适于开阀后的膨胀机进出口处的压差和流量。同时作用在膨胀机上的压能带动轴转动，转化为轴的机械能，由于开阀时形成的冲击荷载易带动轴转速加速，轴转速改变不利于同电动机形成合力共同驱动压缩机完成另一气体的压缩过程，通过在转轴上增加一定尺寸和一定质量分布的飞轮来增加轴的转动惯量，使得在相同转矩下，转轴说获得的加速度减小。电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动。在冲击荷载作用下，电网对电动机输入的电流的流量可能快速减小，甚至引起电流的输送方向的改变，所以通过电动机和电容组相接，来平抑在冲击荷载作用下引起的电流的流量的快速变化，能够加强电动机系统对快速变化转轴所需转动能的响应能力，减小对电网的冲击。随着运行时间的加长，由于高压塔中的气体逐渐流向低压塔或稳压罐，高压塔压力逐渐降低，低压塔压力逐渐升高，两塔之间的压差逐渐减小，膨胀机进出口之间气体的压差逐渐减小，流量也逐渐减小，这一过程逐渐变化的。调大调节阀E2E5的开度，减小阀门处的阻力损失。随着膨胀机进出口处管线压力逐渐变化，气体由流入缓冲罐逐渐变化到流出缓冲罐，当与缓冲罐相连的管道中压力低于阀门E6E7E8E9所设定的压力时，阀门E6E7E8E9关闭，缓冲罐与管线不再连通。由于被压缩的气体需要基本稳定的压力和流量，这意味着压缩的气体所需的轴功率需要基本稳定，所以被压缩的气体在压缩机进出口都接入了缓冲罐来应对可能的压力和流量的波动，随着时间的变化，膨胀机进出口之间气体的压差逐渐减小，流量也逐渐减小，所以膨胀机所输出的轴功率也在逐渐变小，则需要电动机所输出的轴功率逐渐变大，则电网输入的电流需要通过控制系统调节逐渐变大来补全被压缩的气体所需的轴功率。电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动。同时通过调节控制机构调节透平膨胀机的入口导叶片的偏转角度或可调喷嘴的开度，调节通过膨胀机的流量、压差使得膨胀机的保持较高的效率。由于能量回收过程为降压对外输出功的膨胀过程，膨胀机出口的气体的温度会下降，降温幅度由膨胀机进出口的压差决定，膨胀机出口的气体经换热器对外输出一定温度的冷量供其它装置使用。膨胀机出口的气体进入低压塔，对低压塔进行升压的过程，经换热回收一定冷量后的气体温度低于膨胀机入口端的气体温度，低温气体的进入使得低压塔的温度降低。对低压塔来说，在接下来步骤中的升压过程同样存在着类似的低温气体的进入使得低压塔的温度降低的过程，会使得低压塔在升压结束后进行吸附的步骤中，低压塔的吸附温度会降低，会使得吸附塔的吸附温度低于脱附再生的温度，吸附时的温度低有利于增大单位吸附剂的吸附量，脱附再生时的温度高有利于使得吸附剂的脱附的更彻底增大了吸附剂的动态吸附量。同时由于气体通过膨胀机进行了能量回收，会使得吸附塔的升压或降压过程趋于缓慢，相较于没有采用能量回收的变压吸附装置，减少了均压过程中的气体对吸附塔的冲击荷载。过大并且频繁的冲击荷载会使吸附剂的容易粉化，减少吸附剂的寿命，同时也对吸附塔的安全性、疲劳使用寿命产生不利影响。所以使用了在变压吸附装置中使用了能量回收装置会使得吸附剂的使用寿命延长，同时也有利于吸附塔的安全性和疲劳使用寿命。
简单来说，通过在变压吸附和能量回收和加压耦合的装置中加入一定容积的缓冲罐和调节阀组来平抑管道内气体的压力或流量的波动，先由透平膨胀机来回收变压吸附的中气体的能量，转化为轴的机械能。在能量回收装置中加入一定尺寸和一定质量分布的飞轮来增加轴的转动惯量，来平抑周期性快速变化转轴的转动能。然后再控制系统根据系统需要的总能量，确定由电动压缩机需要的出力，控制电机出力，再由电动压缩机或电动泵提供能量来补充所需的剩余的能量对H2完成增压过程。电动机的和电容组相连接，当电流波动比较大的时，电池组可以快速的平抑电流快速变化，能够加强电动机系统对快速变化转轴所需转动能的响应。电动机所需的电流需要接入整体电网，利用大的电网对周期性快速变化的电流的容纳能力，应用控制装置来完成电动机平稳的驱动。从而将变压吸附分离H2的过程中的周期性快速变化压能回收，转化成常规可利用的机械能供给对H2加压过程，节省了对H2加压所消耗的电能。对比于没有加入能量回收装置的变压吸附系统，其可回收常规变压吸附系统中由于压差引起的能量损耗的46%。而对于变压吸附过程，根据三塔变压吸附净化H2循环操作步骤时序表（附表1），每个吸附塔交替进行以上各个步骤的操作，对于单塔进行循环往复不断的连续运行，对于塔与塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
逆放气和抽空气作为废气通往厂区的废气火炬管网，通过H2吸附分离装置得到纯度≥99.9%的H2为1300 Nm3/h，其余的CO约为0.03%、CO2约为0.03%、N2约为0.03%、Ar+CH4约为0.01%；逆放气和抽空气700 Nm3/h，其中CO约为31.94%、、CO2约为28.59%、N2约为29.22%、、H2约为9.37%、CH4约为0.88%。
变压吸附分离H2的过程，以A塔为例说明这个变压吸附流程：
(a) 吸附（0~2min）：在2.2MPa压力下，阀门A4打开原料气进入固定床层进行吸附，吸附前沿未到达床层出口一端以前便停止吸附，使吸附前沿和床层出口之间保留一段新鲜的床层，塔顶所得的H2作为产品气由塔顶的打开的阀门A1排出。吸附压力接近于原料气来料压力。
(b) 吸附（2~3min）： A塔在吸附的同时将A塔塔顶出口与处于均升后的B塔相连，用塔顶得到的部分H2对B塔进行充压步骤，这步需经过能量回收和加压耦合的装置回收了能量，阀门A1A4打开，A塔塔顶阀门A2、B塔塔底阀门B3、E3E6E7阀门打开，当E6所连罐中气体的压力低于1.9MPa 时E6关闭，当E7所连罐中气体的压力低于1.4MPa时E7关闭。调节阀组E2、E5是为了调节管路中的压力和气体流量逐渐变大或变小，能够减小使得透平膨胀机(2)运行的波动。E6E7阀门所连缓冲罐和调节阀组E2、E5在阀门刚打开的瞬间能够缓冲通过透平透平膨胀机的气体的流量和压差，能够减小透平膨胀机的瞬时出力。
(c) 均降(3~4min)：将A塔与处于真空状态的C塔相连进行均压步骤，在这步需经过能量回收和加压耦合的装置回收了能量，A塔塔顶阀门A2、C塔塔底阀门C3、E3E6E9阀门打开，当E6所连罐中气体的压力低于1.9MPa时E6关闭，当E9所连罐中气体的压力低于0.4MPa时E7关闭。调节阀组E2、E5是为了调节管路中的压力和气体流量逐渐变大或变小，能够减小使得透平膨胀机运行的波动。E6E9阀门所连缓冲罐和调节阀组E2、E5在阀门刚打开的瞬间能够缓冲通过透平透平膨胀机的气体的流量和压差，能够减小透平膨胀机的瞬时出力。对塔A来说是一段降压过程，对塔C来说是一段升压过程。均压后A塔的压力略高于原始压力的一半（1.1MPa），均压气体的纯度和从塔顶流出的产品气的纯度基本相同。
(d) 逆放(4~5min)：将A塔与处于接近常压状态的逆放气缓冲罐相连进行逆放步骤，逆放回路同时在这步需经过能量回收和加压耦合的装置回收了能量，A塔塔底阀门A3、E1E4E8E9阀门打开，当E8所连罐中气体的压力低于0.9MPa时E8关闭，当E9所连罐中气体的压力低于0.4MPa时E9关闭。调节阀组E2、E5是为了调节管路中的压力和气体流量逐渐变大或变小，能够减小使得透平膨胀机运行的波动。E8E9阀门所连缓冲罐和调节阀组E2、E5在阀门刚打开的瞬间能够缓冲通过透平透平膨胀机的气体的流量和压差，能够减小透平膨胀机的瞬时出力。在均压降压过程结束后，吸附床中的杂质前沿已经达到吸附塔的出口位置。这时，逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压（0.11MPa）。在此过程中，吸附塔中被吸附的杂质开始从吸附剂上大量解吸下来。逆向放压气经逆放气缓冲罐（7）和逆放气压缩机（8）后去往其它燃烧装置。
(e) 抽真空(5~6min)：逆放步骤结束后，为使吸附剂得到较为彻底地再生，对吸附塔抽空，使吸附剂彻底解吸。打开A塔底部的A5号阀门，用真空泵（6）对床层逆向抽真空，塔内压力至-0.09MPa。
(f) 均升(6~7min)：将处于真空状态的A塔与处于吸附状态结束的B塔相连进行均压步骤。对塔A来说是一段充压过程，对塔B来说是一段降压过程。A塔塔底阀门A3、B塔塔顶阀门B2、E3E6E9阀门打开，这步需经过能量回收和加压耦合的装置回收了能量，其过程类同于(c) 均降的过程，只是A塔变成了接收气体的的被均压升压的低压塔。均压后A塔的压力略低于吸附步骤压力的一半（0.9MPa），均压气体的纯度和从B塔塔顶流出的产品气的纯度基本相同。
(g) 空置(7~8min)：A塔塔顶、塔底阀门都关闭，A塔中没有气体进出，A塔处于等待状态。
(h) 充压（8~9min)：将处于均升后的A塔与C塔塔顶出口的相连用部分H2对A塔进行充压步骤，使A塔内部压力升高，接近于吸附压力（2.1MPa）。A塔塔底阀门A3、C塔塔顶阀门C2、E3E6E7阀门打开，这步需经过能量回收和加压耦合的装置回收了能量的过程类同于(b)吸附的过程，只是A塔变成了接收气体的被充压的低压塔。
至此，吸附塔完成了一个完整的吸附－再生循环过程，并为下一个循环过程做好了准备。其它三个塔的操作过程和塔A相同，每个吸附塔交替进行以上各个步骤的操作，对于单塔进行循环往复不断的连续运行，对于塔与塔之间相互配合、交替进行循环往复不断的连续运行。
其具体环操作步骤和操作时间及时序参见表1，其间各塔各个阀门开启状态的控制和操作参见表9。根据时序表（表9）和阀门开启控制表（表10）可以知道能量回收系统处于连续工作状态，为均压、逆放、充压过程交替出现，交替进行循环往复不断的连续运行，能量回收系统连续不断的运行，回收这3个操作步骤中的能量，使得能量回收系统避免了空载，有利于机器安全稳定的运行，避免了对机器的不利影响和能量的损失。
表10三塔变压吸附净化H2循环操作步骤时序表
表11各塔阀门开启控制表
实施例9 CO变换催化剂的制备
第1步，凹凸棒石载体的表面处理：按重量份计，取凹凸棒石12份，加入固含量22wt%的硅溶胶85份中，在220rpm的转速下搅拌1h，再将固体滤出，烘干后，在190℃下焙烧1h，得到表面负载氧化硅的凹凸棒石；
第2步，载体的表面改性：按重量份计，将表面负载氧化硅的凹凸棒石27份加入至含有5wt%KH570的乙醇溶液150份中，在73℃下反应3h，再将固体滤出，依次用乙醇、去离子水洗涤后，得到表面荷电化的凹凸棒石的载体；
第3步，活性成分的沉积和催化剂的制备：按重量份计，将表面荷电化的凹凸棒石的载体40份加入含有3wt%氯铂酸、2wt%氯金酸、5wt%硝酸铜的水溶液85份中，通入氮气将氧气置换后，保持1h，在氙灯下照射，进行光沉积处理，氙灯功率350W，照射时间2h；再滴加NaOH溶液使硝酸铜沉淀，NaOH与硝酸铜的摩尔比是2：1，再进行离心干燥，干燥物依次经过400℃下焙烧3h后得到催化剂。
对照例2CO变换催化剂的制备
与实施例5的区别是：未对凹凸棒石的表面采用硅溶胶处理。
第1步，载体的表面改性：按重量份计，将凹凸棒石27份加入至含有5wt%KH570的乙醇溶液150份中，在73℃下反应3h，再将固体滤出，依次用乙醇、去离子水洗涤后，得到表面荷电化的凹凸棒石的载体；
第2步，活性成分的沉积：活性成分的沉积和催化剂的制备：按重量份计，将表面荷电化的凹凸棒石的载体40份加入含有3wt%氯铂酸、2wt%氯金酸、5wt%硝酸铜的水溶液85份中，通入氮气将氧气置换后，保持1h，在氙灯下照射，进行光沉积处理，氙灯功率350W，照射时间2h；再滴加NaOH溶液使硝酸铜沉淀，NaOH与硝酸铜的摩尔比是2：1，再进行离心干燥，干燥物依次经过400℃下焙烧3h后得到催化剂。
对照例3CO变换催化剂的制备
与实施例5的区别是：未对载体的表面采用硅烷偶联剂改性处理。
第1步，凹凸棒石载体的表面处理：按重量份计，取凹凸棒石12份，加入固含量22wt%的硅溶胶85份中，在220rpm的转速下搅拌1h，再将固体滤出，烘干后，在190℃下焙烧1h，得到表面负载氧化硅的凹凸棒石；
第2步，活性成分的沉积：活性成分的沉积和催化剂的制备：按重量份计，将表面荷电化的凹凸棒石的载体40份加入含有3wt%氯铂酸、2wt%氯金酸、5wt%硝酸铜的水溶液85份中，通入氮气将氧气置换后，保持1h，在氙灯下照射，进行光沉积处理，氙灯功率350W，照射时间2h；再滴加NaOH溶液使硝酸铜沉淀，NaOH与硝酸铜的摩尔比是2：1，再进行离心干燥，干燥物依次经过400℃下焙烧3h后得到催化剂。
对照例4CO变换催化剂的制备
与实施例5的区别是：采用焙烧的方式将活性中心负载于载体。
第1步，凹凸棒石载体的表面处理：按重量份计，取凹凸棒石12份，加入固含量22wt%的硅溶胶85份中，在220rpm的转速下搅拌1h，再将固体滤出，烘干后，在190℃下焙烧1h，得到表面负载氧化硅的凹凸棒石；
第2步，载体的表面改性：按重量份计，将表面负载氧化硅的凹凸棒石负载27份加入至含有5wt%KH570的乙醇溶液150份中，在73℃下反应3h，再将固体滤出，依次用乙醇、去离子水洗涤后，得到表面荷电化的凹凸棒石的载体；
第3步，活性成分的沉积：按重量份计，将表面荷电化的凹凸棒石的载体40份加入含有3wt%氯铂酸、2wt%氯金酸、5wt%硝酸铜的水溶液85份中，保持3h后，将固体滤出，再在空气气氛下400℃焙烧3h，得到催化剂。
对照例5
采用市售CO耐硫变换催化剂QCS-10。
催化剂的性能表征
催化剂装填：首先将制备好的催化剂粉末用压片机压片，然后利用研钵和标准检验筛进行破碎、筛分，获得40-60目催化剂颗粒。精确称量0.2 g装填入反应管恒温区。催化剂床层上下方装填60-80目经过处理的石英砂。装填完毕，检验装置气密性后，准备实验完成。
催化剂还原：实验采用5%H2/N2混合气作为催化剂还原气，保持30 m/min的气体流速，使床层温度从室温以5℃/min的速率升温至200℃，保持200℃下稳定还原2h，催化剂还原过程完毕。关闭还原气，通入氮气保护，使床层降温至150℃开始反应。
CO变换反应：催化剂还原完成，开启汽化炉与加热带，以5 ℃/min速率升温升至150℃。等床层温度下降至150℃后，打双柱塞微量泵，液态水通入汽化炉，同时打开原料气气路，合成气与水蒸汽混合后进入固定床反应器，开始CO变换反应实验。然后在300℃温度点反应一小时后采样，对尾气成分进行分析。
反应尾气分析：评价装置末端装有冷凝器和气液分离器，经冷却的气体产物直接通入GC-4000A型气相色谙，进行尾气成分的分析，校正后计算得到不同温度下CO转换率。
这里所使用的气源是实施例1中高炉气经过CO和N2分离后的高纯CO与水蒸汽按照3：1体积比混合而成，气体压力0.38MPa，温度300℃，变换反应后，得到的CO转化率%如下所示。
从表中可以看出，本发明提供的CO变换反应催化剂能够具有较高的CO转化率。
Claims (10)
1.一种生产H2/CO原料气的方法，其特征在于，包括如下步骤：
第1步，将煤气通过变压吸附方法分离CO和N2；
第2步，将第1步得到的一部分CO进行变换反应制得H2；
第3步，另一部分CO和制得的H2作为H2/CO原料气。
2.根据权利要求1所述的生产H2/CO原料气的方法，其特征在于，所述的H2/CO原料气用于生产乙二醇；所述的煤气主要包括：高炉煤气或转炉煤气；所述的煤气中可能还含有焦炉煤气、其他的尾气或者驰放气中的一种或两种或几种的混合；所述的煤气在进入第1步之前，还经过第一除杂预处理；所述的煤气在进入第2步的CO进行变换反应制得H2后，还经过第二除杂预处理。
3.根据权利要求2所述的生产H2/CO原料气的方法，其特征在于，所述的第一和/或第二除杂预处理包括：除尘、除磷、除砷、脱水、脱氢脱氧、脱硫、脱CO2、或者除CH4中的一步或几步的组合；除CH4是通过催化燃烧反应脱除CH4；脱氢脱氧是通过催化反应方法进行脱除；第1步之前的预除杂步骤是先脱氢脱氧，再进行脱CO2。
4.根据权利要求2所述的生产H2/CO原料气的方法，其特征在于，第2步中制得的H2经过脱CO2处理；脱CO2的步骤采用吸收法；在脱CO2的步骤后加入变温吸附分离单元以脱除水和一些气体里含有的重组分等成分；第一除杂预处理和第二除杂预处理步骤中都包括除CO2，且除CO2采用吸收法，且第一除杂预处理中除CO2所用的吸收液加压后送入第二除杂预处理中除CO2作为吸收液。
5.一种生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，包括：
变压吸附分离装置，用于分离CO和N2；
分流装置，连接于变压吸附分离装置，并且设有第一CO出口和第二CO出口，用于将分离得到的CO分成两股；
变换反应器，连接于分离装置的第一CO出口，用于对得到CO进行变换反应制得H2。
6.根据权利要求5所述的生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，还包括生产乙二醇的装置，用于将第二CO出口中的CO和变换反应器中得到的H2进行反应制得乙二醇；所述的变压吸附分离装置连接于主要含有高炉煤气或者转炉煤气进口；变压吸附装置分离装置通过除杂装置连接于主要含有高炉煤气或者转炉煤气进口；主要含有高炉煤气或者转炉煤气进口上还连接有焦炉煤气或者驰放气的接入口。
7.根据权利要求5所述的生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，第一CO出口连接于变换反应器；变换反应器的H2出口通过第二除杂装置和/或第二CO出口连接用于生产于乙二醇的装置。
8.根据权利要求7所述的生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，所述的第一和/或第二除杂装置包括除尘装置、除磷装置、除砷装置、脱水装置、脱氢脱氧装置、脱硫装置、脱CO2装置、脱CO装置或者除CH4装置中的一个或几个的组合。
9.根据权利要求8所述的生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，第一除杂装置中，脱氢脱氧装置位于脱CO2装置的上游侧；第二除杂装置中包括除CO2装置，且在除CO2装置的下游侧设变温吸附分离脱H2O装置；所述的除CO2装置是吸收法或吸附法脱除CO2装置。
10.根据权利要求9所述的生产H2/CO原料气的装置，其特征在于，第一除杂装置和第二除杂装置中都包括吸收法除CO2装置，且第一除杂装置中的吸收法除CO2装置的吸收液出口通过加压装置连接于第二除杂装置中的吸收法除CO2装置。
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