CN110736302A - 用于深冷分离包含co/ch4/n2/h2的多组分合成气的装置及方法 - Google Patents

用于深冷分离包含co/ch4/n2/h2的多组分合成气的装置及方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置，包括：分子筛吸附单元、换热单元、脱甲烷预分离单元、汽提单元、脱甲烷单元和脱氮单元；分子筛吸附单元用于将来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳脱除，得到脱除甲醇和二氧化碳的原料气体；换热单元用于将脱除甲醇和二氧化碳的原料气体降温；脱甲烷预分离单元用于将经换热单元降温后的气体分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；汽提单元用于将来自脱甲烷预分离单元的CO/CH4/N2/H2液体分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体。本发明还提供一种深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的方法。本发明提供的多组分合成气深冷分离装置能耗低、安全性高。

Description

用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置及 方法
技术领域
本发明属于化工领域。具体地，本发明涉及用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置及方法。
背景技术
在20世纪70年代发生世界的经济性危机后，新的煤气化技术有了飞速的发展，世界各国广泛开展煤气化研究，出现一批新型的气化技术，迄今为止，已开发或处于研究发展中的煤气化技术不下百种。煤气化技术的分类方法有很多种，常见的有：按煤气用途分类，按煤气成因和华白指数分类，按气化剂分类，按供热方式分类，按生产装置的化学工程特征分类，按操作压力分类，按残渣排出型式分类等等。
公司一期生产装置气化装置产生的粗煤气经过变换、冷却、低温甲醇洗、硫回收后送入甲烷化装置合成甲烷，经过天然气压缩机压缩后送入天然气管网。调峰项目深冷分离装置利用低温甲醇洗装置送出的净化气，采用深冷分离的方法进行深度冷却分离并提出CH4气体和供乙二醇合成的原料CO气体，同时得到符合要求的富氢气和闪蒸气。CH4气体直接作为产品并入天然气管网，CO送往乙二醇装置作为原料气，富氢气一部分送入PSA单元提纯作为乙二醇合成的原料氢气，多余的富氢气和闪蒸气送入甲醇合成装置，含氮尾气送入燃料气管网。
目前煤化工项目大多采用流化床或气流床技术，产生的粗煤气中甲烷含量为ppm级，相应配套深冷分离装置只需将富氢气、CO分离即可，冷箱内制冷方式多为CO洗或液氮洗，工艺成熟。但本公司气化装置采用鲁奇的碎煤加压气化技术，反应温度低，粗煤气中含有大量甲烷，如何通过深冷分离装置分离富氢气、甲烷、CO、氮气，并防止甲烷在冷箱内冻堵成为制约调峰项目深冷分离装置的关键问题。
发明内容
本发明的目的是将来自低温甲醇洗装置的原料气中四种关键组分即CO/CH4/N2/H2进行分离。
在本发明上下文中，如无特殊说明，压力均指表压。
在本发明中，术语“低温甲醇洗装置”通常是指用于在-30℃至-70℃的温度下脱除粗煤气中的酸性气体如CO2、H2S的装置。
在本发明上下文中，符号“/”表示该符号前后的物质是共存的，比如“CO/CH4/N2/H2”表示CO、CH4、N2和H2同时存在。
本发明的上述目的是通过如下技术方案实现的。
一方面，本发明提供一种用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置，包括：
分子筛吸附单元、换热单元、脱甲烷预分离单元、汽提单元、脱甲烷单元和脱氮单元；其中，
所述分子筛吸附单元用于将来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳脱除，得到脱除甲醇和二氧化碳的原料气体；
所述换热单元用于将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体降温，得到换热单元降温后的气体；
所述脱甲烷预分离单元用于将所述换热单元降温后的气体分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；
所述汽提单元用于将来自所述脱甲烷预分离单元的CO/CH4/N2/H2液体分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体；
所述脱甲烷单元用于将来自所述汽提单元的CO/CH4/N2液体分离成CO/N2气体和CH4液体；
所述脱氮单元用于将来自所述脱甲烷单元的CO/N2气体分离成N2气体和CO液体。
优选地，在本发明所述的装置中，所述分子筛吸附单元包括再生气加热器、再生气冷却器以及至少两台并联的分子筛吸附器；所述分子筛吸附器配置成至少一台分子筛吸附器用于吸附，且至少一台分子筛吸附器用于再生。
优选地，在本发明所述的装置中，所述脱甲烷单元包括脱甲烷塔、脱甲烷塔塔底再沸器和脱甲烷塔塔顶冷凝器；所述汽提单元包括汽提塔和汽提塔塔底再沸器；所述脱甲烷预分离单元包括脱甲烷预分离塔和脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器；所述脱氮单元包括脱氮塔和脱氮塔塔顶冷凝器。
优选地，在本发明所述的装置中，所述换热单元包括串联的第一主换热器、第二主换热器；
优选地，所述第一主换热器和所述第二主换热器为板翅式换热器；
优选地，输送所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体所使用的管线依次通过所述第一主换热器、所述脱甲烷塔塔底再沸器、所述第二主换热器。
优选地，在本发明所述的装置中，还进一步包括甲烷压缩机，所述甲烷压缩机用于压缩所述脱甲烷单元的CH4。
优选地，在本发明所述的装置中，还进一步包括氮气压缩机；所述氮气压缩机用于为所述脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器、所述脱甲烷塔塔顶冷凝器、所述脱氮塔塔顶冷凝器以及所述换热单元提供冷量，且氮气能够往复循环。
优选地，在本发明所述的装置中，所述脱甲烷预分离塔、脱氮塔和脱甲烷塔为填料塔，所述汽提塔为填料塔与浮阀塔分段设计的塔。
另一方面，本发明还提供一种用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的方法，其使用本发明所述的装置，包括如下步骤：
(1)通过分子筛吸附单元脱除来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳，得到脱除甲醇和二氧化碳的原料气体；
(2)将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体通过换热单元进行降温，并通过脱甲烷预分离单元分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；
(3)将所述CO/CH4/N2/H2液体通入汽提单元，并将其分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体；
(4)将所述CO/CH4/N2液体通入脱甲烷单元，并将其分离成CO/N2气体和CH4液体；
(5)将所述CO/N2气体通入脱氮单元，并将其分离成N2气体和CO液体。
优选地，在本发明所述的方法中，所述脱甲烷单元包括脱甲烷塔、脱甲烷塔塔底再沸器和脱甲烷塔塔顶冷凝器；所述汽提单元包括汽提塔和汽提塔塔底再沸器；所述脱甲烷预分离单元包括脱甲烷预分离塔和脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器；所述脱氮单元包括脱氮塔和脱氮塔塔顶冷凝器；
所述脱甲烷预分离塔的塔顶温度为-180℃至-178℃，塔顶压力为2.9MPa至3.3MPa，塔底温度为-168℃至-166℃以及塔底压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述汽提塔的塔顶温度为-168℃至-166℃，塔顶压力为0.7MPa至1.1MPa，塔底温度为-149℃至-147℃以及塔底压力为0.8MPa至1.2MPa；
所述脱甲烷塔的塔顶温度为-167℃至-166℃，塔顶压力为0.7MPa至0.8MPa，塔底温度为-129℃至-127℃以及塔底压力为0.5MPa至0.9MPa；
所述脱氮塔的塔顶温度为-168℃至-166℃，塔顶压力为0.5MPa至0.9MPa，塔底温度为-167℃至-165℃以及塔底压力为0.5MPa至0.9MPa。
优选地，在本发明所述的方法中，所述换热单元包括串联的第一主换热器、第二主换热器；所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体依次经过所述第一主换热器、所述脱甲烷塔塔底再沸器、所述第二主换热器；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第一主换热器后，温度为-106℃至-104℃，压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述脱甲烷塔塔底再沸器后，温度为-127℃至-125℃，压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第二主换热器后，温度为-168℃至-166℃，压力为2.9MPa至3.3MPa。
优选地，在本发明所述的方法中，所述分子筛吸附单元包括再生气加热器、再生气冷却器以及至少两台并联的分子筛吸附器；其中，所述分子筛吸附器配置成至少一台分子筛吸附器用于吸附，且至少一台分子筛吸附器用于再生；所述再生气加热器和再生气冷却器所使用的再生气为所述富氢气。
本发明具有以下有益效果：
(1)通过对本发明的多组分深冷分离装置的工艺和参数选择以及设备选型，可以大大降低项目投资、能耗，并且对项目前期定义阶段意义重大，同时可以为其他类似项目提供理论及数据支持。
(2)本发明提供的多组分合成气深冷分离装置能耗更低、安全性更高。通过本发明的多组分合成气深冷分离方法解决了粗煤气中多组分分离的技术难题。
(3)现有技术多为两组分或三组分气体深冷分离。相比于现有技术，本发明的多组分合成气深冷分离装置适用于高CH4含量的粗煤气的气体分离，特别适用于四组分(H2、CO、CH4、N2)气体分离。本发明填补了多组分气体深冷分离的技术空白，从装置投资、能耗、稳定运行等方面提供相应的理论及数据支持。可以对其他多组分气体深冷分离项目提供技术支持。
附图说明
以下，结合附图来详细说明本发明的实施方案，其中：
图1为本发明的一种具体实施方案的用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明进行进一步的详细描述，给出的实施例仅为了阐明本发明，而不是为了限制本发明的范围。
图1示出了本发明的一种实施方案的用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置，其包括：分子筛吸附单元、换热单元、脱甲烷预分离单元、汽提单元、脱甲烷单元和脱氮单元；其中，所述分子筛吸附单元用于将来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳脱除，得到脱除甲醇和二氧化碳原料气体；所述换热单元用于将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体降温，得到换热单元降温后的气体；所述脱甲烷预分离单元用于将所述换热单元降温后的气体分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；所述汽提单元用于将来自所述脱甲烷预分离单元的CO/CH4/N2/H2液体分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体；所述脱甲烷单元用于将来自所述汽提单元的CO/CH4/N2液体分离成CO/N2气体和CH4液体；所述脱氮单元用于将来自所述脱甲烷单元的CO/N2气体分离成N2气体和CO液体。
在图1所示的装置中，所述换热单元用于将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体降温至-168℃至-166℃。
在图1所示的装置中，所述分子筛吸附单元包括两台并联的分子筛吸附器，可以通过再生气加热器以及再生气冷却器对再生气进行加热和冷却(图中未示出)；所述分子筛吸附器配置成一台分子筛吸附器用于吸附，另外一台分子筛吸附器用于再生。
在图1所示的装置中，所述脱甲烷单元包括脱甲烷塔、脱甲烷塔塔底再沸器和脱甲烷塔塔顶冷凝器；所述汽提单元包括汽提塔和汽提塔塔底再沸器；所述脱甲烷预分离单元包括脱甲烷预分离塔和脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器；所述脱氮单元包括脱氮塔和脱氮塔塔顶冷凝器。
在图1所示的装置中，所述换热单元包括串联的第一主换热器、第二主换热器；所述第一主换热器和所述第二主换热器为板翅式换热器，能够实现多股物流的热量相互交换；输送所述合格的原料气体所使用的管线依次通过所述第一主换热器、所述脱甲烷塔塔底再沸器、所述第二主换热器串联，以达到降温。板翅式换热器传热效率高、一台设备中可实现多股物流的热量相互交换，同时它还具有结构紧凑、轻巧、材料省等优点，因此被广泛应用于低温、多股流、带相变的换热场合。根据深冷分离工序特点，冷箱内换热器均选择板翅式换热器。
在图1所示的装置中，还包括甲烷压缩机，所述甲烷压缩机用于压缩所述脱甲烷单元的CH4。本发明的装置还可包括氮气压缩机；所述氮气压缩机用于为所述脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器、所述脱甲烷塔塔顶冷凝器、所述脱氮塔塔顶冷凝器以及所述换热单元提供冷量，且氮气能够往复循环。
在图1所示的装置中，脱甲烷预分离塔为填料塔，填料形式为规整填料；汽提塔为填料塔与浮阀塔分段设计，塔盘形式为规整填料和浮阀塔；脱氮塔为填料塔，填料形式为规整填料；脱甲烷塔为填料塔，填料形式为规整填料。脱氮塔和脱甲烷塔在设计中材料选择铝合金，其优点在于重量轻，且铝材低温延展性好，设备筒体、封头制造容易。
实施例1
本实施例用于详细阐明本发明的多组分合成气深冷分离方法。
本发明采用的来自粗煤气经过低温甲醇洗装置的原料气体参数
Figure BDA0002244469060000061
Figure BDA0002244469060000071
分子筛吸附单元
为防止原料气中CO2、游离甲醇、水等进入冷箱发生冻堵，在进冷箱前设置分子筛吸附系统。低温甲醇洗装置进入深冷的原料气中含有微量的CO2及甲醇，这两种组分固化点远远高于冷箱内部操作温度，因此在分子筛吸附单元出口设置CO2含量分析仪(甲醇先于CO2被吸附，只要CO2不超标，甲醇不会超标，因此未设置甲醇分析仪)，监控CO2含量，控制指标为CO2≤1PPM。
分子筛吸附器再生阶段，需要用再生气对分子筛进行加热、冷吹操作。本发明的深冷分离装置脱甲烷预分离塔塔顶富氢气3.06MPa，单系列产量为143000Nm3/h，富氢气再生最高温度可加热到160℃，大大降低了加热蒸汽的消耗，同时富氢气与原料气压差大约为0.1MPa，可降低分子筛切换时系统压力波动。因此本发明选用富氢气作为分子筛吸附器再生气源。
来自低温甲醇洗装置的原料气体206000Nm3/h首先进入分子筛吸附器，将其中含有的微量甲醇和二氧化碳脱除，以免它们在冷箱内冻结并引起低温设备和管道的堵塞。分子筛吸附器由两台组成，内装分子筛，一台使用，一台再生，由程序控制器实现自动切换，总周期24小时，其中吸附12小时，再生12小时；分子筛再生用的气体为冷箱来的富氢气，需要一台再生气加热器和一台再生气冷却器，及成套切换部分仪表阀门，主切换阀门采用进口硬密封三偏心蝶阀。
分子筛吸附装置的再生工序总体上分为两个主要阶段：
加热阶段：来自冷箱的富氢气在再生气体加热器中先被1.5MPa水蒸汽加热到100℃，热的再生气体通过吸附器后送出，CO2和甲醇被释放出来，被再生气体带走；加热约2.5小时后，再将富氢气在再生气体加热器中用1.5MPa水蒸汽加热到160℃，热的再生气体依然通过吸附器后送出，此过程持续4.5小时，剩余的CO2和甲醇被完全释放出来，被再生气体带走。
冷却阶段：在加热阶段后，来自冷箱的富氢气(旁路于再生气体加热器)使热的吸附剂冷却下来。再生气送入再生气体冷却器。再生工序后，再生的吸附器可以再次进行吸附。
深冷分离系统
深冷分离法又称低温精馏法，其实质为气体液化技术。工艺原理为工艺气中含有的氢气、一氧化碳、氮气、甲烷、氩等经冷却后，利用气体中各组分挥发度不同的特性进行精馏，使不同的气体得到分离。
由于深冷分离工序是在低温状态下操作，原料气中的微量二氧化碳和甲醇会在低温下冻结而堵塞冷箱内的板翅式换热器的通道，因此，在原料气进入冷箱之前，必须在分子筛吸附器中将其中的微量二氧化碳和甲醇脱除。原料气进入冷箱以后，冷却到一定温度进入脱甲烷预分离塔。由于氢气的挥发性较其它气体高，从而在脱甲烷预分离塔顶部得到富氢气，经回收冷量后出冷箱。由脱甲烷预分离塔塔底出来的主要含一氧化碳、甲烷和氮气的液体经过节流后进入汽提塔进行传质分离。由于一氧化碳、氮气、甲烷的挥发性较氢气较低，因此汽提塔的塔顶得到含有氢气较多的闪蒸气，塔底得到不含氢气的液体，从而实现了氢气从原料气中分离出来。汽提塔塔底液体经节流和复热后进入脱甲烷塔，由于氮气和一氧化碳的挥发性较甲烷高，脱甲烷塔底部得到甲烷液体，此液体回收冷量后出冷箱。脱甲烷塔顶部的富含氮气的一氧化碳气体，进入脱氮塔进行分离。同样，由于氮气的挥发性较一氧化碳高，脱氮塔底部得到高纯度一氧化碳液体，脱氮塔顶部得到含氮废气，最终实现了氢气、一氧化碳、氮气、甲烷的分离。一氧化碳液体最终复热出冷箱后，得到高纯度的产品一氧化碳。
脱甲烷预分离塔，脱甲烷塔，脱氮塔均设置塔顶冷凝器，由循环液氮节流提供所需的冷量；汽提塔，脱甲烷塔均还设置塔底再沸器，由原料气作为热源提供热量。
冷箱需要的冷量除去由原料气中部分组分自身节流提供外，还可额外的向其提供冷剂闭式循环系统，本发明采用氮气压缩、冷却、液化、节流的方式为系统提供冷量。
在本实施例中，从分子筛吸附单元来的脱除甲醇和二氧化碳的原料气进入冷箱内，所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第一主换热器后，温度为-105.8℃，压力为3.14MPa；所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述脱甲烷塔塔底再沸器后，温度为-126.5℃，压力为3.132MPa；所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第二主换热器后，温度为-167℃，压力为3.112MPa；然后进入脱甲烷预分离塔塔底再沸器，在脱甲烷预分离塔塔顶得到富氢气，富氢气经第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃。如此得到的富氢气例如可分成两股，一股53000Nm3/h去PSA制氢，一股53000Nm3/h作为分子筛的再生气将吸附剂再生完全后再送去甲醇合成装置；
在本实施例中，所述脱甲烷预分离塔的塔顶温度为-179.4℃，塔顶压力为3.102MPa，塔底温度为-167℃以及塔底压力为3.112MPa；所述汽提塔的塔顶温度为-167.1℃，塔顶压力为0.9MPa，塔底温度为-148℃以及塔底压力为1.031MPa；所述脱甲烷塔的塔顶温度为-166.5℃，塔顶压力为0.731MPa，塔底温度为-128℃以及塔底压力为0.741MPa；所述脱氮塔的塔顶温度为-167.3℃，塔顶压力为0.711MPa，塔底温度为-166.7℃以及塔底压力为0.721MPa。
脱甲烷预分离塔塔底得到CO/CH4/N2/H2等的混合液体，节流后去汽提塔脱氢，汽提塔塔顶得到主要为H2/CO的闪蒸气2637Nm3/h，经冷箱内第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃。如此得到的闪蒸气例如可送往甲醇合成装置。汽提塔塔底得到CO/CH4/N2的混合液，送往脱甲烷塔精馏；
脱甲烷塔的塔底得到CH4液体，节流后经冷箱内第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃。如此得到的CH4例如可进入压缩机，压缩到8.2MPa后进入天然气管网。脱甲烷塔的塔顶得到富CO气体(主要含N2、Ar等杂质)，该气体经脱氮塔脱氮，在脱氮塔的塔顶得到970Nm3/h含氮废气，经冷箱内第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃。如此得到的含氮气体例如可送往燃料气管网。脱氮塔塔底得到脱除甲醇和二氧化碳的CO液体，经冷箱内第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃。如此得到的CO例如可送往乙二醇装置作为原料气。
甲烷回收率的选择：在不同甲烷回收率下，投资及能耗对比如下：
不同甲烷回收率下投资及能耗对比表
本发明通过设置脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器对富氢气中甲烷进行冷凝回收，控制脱甲烷预分离塔塔顶温度和压力，从而控制甲烷回收率。
综合整体投资与收益，方案1(96％)较方案3(99％)年运行费用高出327万元，方案2(98％)较方案3年运行费用高出约32万元，方案3运行方式最优。在甲醇合成装置中，若将甲烷回收率由96％提高至99％，膜分离尾气将减少约8000Nm3/h，可不增设甲烷化回收装置，直接回至低温甲醇入口，减少了约3000万元的投资。
综合以上，本发明通过控制脱甲烷预分离塔塔顶温度和压力，从而将甲烷回收率控制为99％。
本实施例还可采用氮气压缩机、天然气压缩机，其中，从氮气压缩机来的高压氮气进入冷箱，经冷箱内第一主换热器、第二主换热器冷却到-167℃，节流分别为脱甲烷预分离塔、脱甲烷塔、脱氮塔塔顶冷凝器以及主换热器提供冷量，然后再经冷箱内第二主换热器、第一主换热器复热到31.4℃，返回氮气压缩机，循环往复。从冷箱出来的低压甲烷气体，进入甲烷压缩机，压缩到需要的压力8.2MPa，然后出界区。
本实施例还可采用安全排放系统(图1中未示出)。因冷箱在低温下运行，停车或异常情况下物料不能直接排入火炬系统，需要设置紧急排放系统，其包括液体排放罐和火炬气加热器，冷物料经这两台设备气化后进入火炬系统。
通过本发明的方法，得到的主要产品性能保证值
Figure BDA0002244469060000111
可见，通过对本发明的多组分深冷分离装置的工艺和参数选择以及设备选型，可以大大降低项目投资、能耗。本发明的多组分合成气深冷分离装置适用于高CH4含量的粗煤气的气体分离，特别适用于四组分(H2、CO、CH4、N2)气体分离。本发明填补了多组分气体深冷分离的技术空白，从装置投资、能耗、稳定运行等方面提供相应的理论及数据支持。可以对其他多组分气体深冷分离项目提供技术支持。

Claims (10)

1.一种用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的装置，包括：
分子筛吸附单元、换热单元、脱甲烷预分离单元、汽提单元、脱甲烷单元和脱氮单元；其中，
所述分子筛吸附单元用于将来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳脱除，得到脱除甲醇和二氧化碳的原料气体；
所述换热单元用于将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体降温，得到换热单元降温后的气体；
所述脱甲烷预分离单元用于将所述换热单元降温后的气体分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；
所述汽提单元用于将来自所述脱甲烷预分离单元的CO/CH4/N2/H2液体分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体；
所述脱甲烷单元用于将来自所述汽提单元的CO/CH4/N2液体分离成CO/N2气体和CH4液体；
所述脱氮单元用于将来自所述脱甲烷单元的CO/N2气体分离成N2气体和CO液体。
2.根据权利要求1所述的装置，其中，所述分子筛吸附单元包括再生气加热器、再生气冷却器以及至少两台并联的分子筛吸附器；所述分子筛吸附器配置成至少一台分子筛吸附器用于吸附，且至少一台分子筛吸附器用于再生。
3.根据权利要求1所述的装置，其中，所述脱甲烷单元包括脱甲烷塔、脱甲烷塔塔底再沸器和脱甲烷塔塔顶冷凝器；所述汽提单元包括汽提塔和汽提塔塔底再沸器；所述脱甲烷预分离单元包括脱甲烷预分离塔和脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器；所述脱氮单元包括脱氮塔和脱氮塔塔顶冷凝器。
4.根据权利要求1所述的装置，其中，所述换热单元包括串联的第一主换热器、第二主换热器；
优选地，所述第一主换热器和所述第二主换热器为板翅式换热器；
优选地，输送所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体所使用的管线依次通过所述第一主换热器、所述脱甲烷塔塔底再沸器、所述第二主换热器。
5.根据权利要求1所述的装置，还进一步包括甲烷压缩机，所述甲烷压缩机用于压缩所述脱甲烷单元的CH4。
6.根据权利要求3所述的装置，还进一步包括氮气压缩机；所述氮气压缩机用于为所述脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器、所述脱甲烷塔塔顶冷凝器、所述脱氮塔塔顶冷凝器以及所述换热单元提供冷量，且氮气能够往复循环。
7.根据权利要求3所述的装置，其中，所述脱甲烷预分离塔、脱氮塔和脱甲烷塔为填料塔，所述汽提塔为填料塔与浮阀塔分段设计的塔。
8.一种用于深冷分离包含CO/CH4/N2/H2的多组分合成气的方法，其使用权利要求1-7中任一项所述的装置，包括如下步骤：
(1)通过分子筛吸附单元脱除来自低温甲醇洗装置的原料气中的甲醇和二氧化碳，得到脱除甲醇和二氧化碳的原料气体；
(2)将所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体通过换热单元进行降温，并通过脱甲烷预分离单元分离成富氢气和CO/CH4/N2/H2液体；
(3)将所述CO/CH4/N2/H2液体通入汽提单元，并将其分离成氢气闪蒸气和CO/CH4/N2液体；
(4)将所述CO/CH4/N2液体通入脱甲烷单元，并将其分离成CO/N2气体和CH4液体；
(5)将所述CO/N2气体通入脱氮单元，并将其分离成N2气体和CO液体。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述脱甲烷单元包括脱甲烷塔、脱甲烷塔塔底再沸器和脱甲烷塔塔顶冷凝器；所述汽提单元包括汽提塔和汽提塔塔底再沸器；所述脱甲烷预分离单元包括脱甲烷预分离塔和脱甲烷预分离塔塔顶冷凝器；所述脱氮单元包括脱氮塔和脱氮塔塔顶冷凝器；
所述脱甲烷预分离塔的塔顶温度为-180℃至-178℃，塔顶压力为2.9MPa至3.3MPa，塔底温度为-168℃至-166℃以及塔底压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述汽提塔的塔顶温度为-168℃至-166℃，塔顶压力为0.7MPa至1.1MPa，塔底温度为-149℃至-147℃以及塔底压力为0.8MPa至1.2MPa；
所述脱甲烷塔的塔顶温度为-167℃至-166℃，塔顶压力为0.7MPa至0.8MPa，塔底温度为-129℃至-127℃以及塔底压力为0.5MPa至0.9MPa；
所述脱氮塔的塔顶温度为-168℃至-166℃，塔顶压力为0.5MPa至0.9MPa，塔底温度为-167℃至-165℃以及塔底压力为0.5MPa至0.9MPa。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述换热单元包括串联的第一主换热器、第二主换热器；所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体依次经过所述第一主换热器、所述脱甲烷塔塔底再沸器、所述第二主换热器；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第一主换热器后，温度为-106℃至-104℃，压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述脱甲烷塔塔底再沸器后，温度为-127℃至-125℃，压力为2.9MPa至3.3MPa；
所述脱除甲醇和二氧化碳的原料气体经过所述第二主换热器后，温度为-168℃至-166℃，压力为2.9MPa至3.3MPa；
优选地，所述分子筛吸附单元包括再生气加热器、再生气冷却器以及至少两台并联的分子筛吸附器；其中，所述分子筛吸附器配置成至少一台分子筛吸附器用于吸附，且至少一台分子筛吸附器用于再生；所述再生气加热器和再生气冷却器所使用的再生气为所述富氢气。
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