專利名稱：一種分離羰基合成原料氣的工藝及配套系統(tǒng)的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種煤制氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t氣、電石尾氣、黃磷尾氣，及其它羰基合成氣體的凈化、處理和回收的集成工藝及其配套系統(tǒng)。
背景技術(shù)：
羰基合成原料氣是指有效成分為CO和H2的混合氣，合成氣中CO和H2的比值隨原 料和生產(chǎn)方法的不同而異。羰基合成氣的來(lái)源是多種多樣的，例如煤制氣、重油或渣油制 氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t氣、電石尾氣、黃磷尾氣等資源。利用羰基合成氣可以轉(zhuǎn)化成 液體和氣體燃料、大宗化學(xué)品和高附加值的精細(xì)有機(jī)化工產(chǎn)品。而實(shí)現(xiàn)這種轉(zhuǎn)化的重要技 術(shù)就是碳一化工。在當(dāng)前能源緊張、化工原料短缺的情況下，碳一化工就成為了溝通煤化工、天然氣 和石油化工等的重要橋梁。而高純度CO和H2是碳一化工的重要原料。目前，分離⑶和吐 的主要方法有CO冷箱分離法、變壓吸附法或膜分離法。CO冷箱分離法是上世紀(jì)60年代開(kāi)始使用的制備高純度CO的方法。它是將氣體 冷凍成液體，利用不同氣體沸點(diǎn)不同來(lái)進(jìn)行氣體分離的。CO冷箱分離法的特點(diǎn)是可同時(shí) 制得二種以上高純度氣體，回收率高，一般可達(dá)90%左右；CO純度高，可保證98%以上的純 度；產(chǎn)品氣CO壓力損失較少，壓縮功耗少；流程簡(jiǎn)單、裝置占地面積少，操作方便簡(jiǎn)便；與低 溫甲醇洗相配合，節(jié)能，冷耗非常少(特別是與60公斤煤氣化相配合時(shí)，正常運(yùn)行的冷耗是 零)。伴隨著目前碳一化工規(guī)模愈來(lái)愈大的發(fā)展趨勢(shì)，CO冷箱分離法的優(yōu)勢(shì)將越發(fā)凸 顯，其應(yīng)用范圍也將越發(fā)廣泛。變壓吸附法是利用吸附劑在不同壓力下，對(duì)于氣體中各組分的吸附能力的變化不 同來(lái)進(jìn)行氣體分離的。變壓吸附法分離高純度CO和其它方法比較，對(duì)原料氣要求較高，常 規(guī)變壓吸附，當(dāng)原料氣中CH4+Ar達(dá)到時(shí)，一氧化碳純度只能達(dá)到96%，且原料氣中一氧 化碳濃度較低時(shí)，則CO回收率隨之降低很多。目前，國(guó)內(nèi)某些企業(yè)自行開(kāi)發(fā)的吸附劑，一定 程度上可以克服以上缺點(diǎn)。就變壓吸附法在大規(guī)模碳一化工領(lǐng)域的應(yīng)用而言，其缺點(diǎn)是吸附劑對(duì)CO的吸附 效率較低，需裝填量大；吸附劑是消耗品，其價(jià)格昂貴，將來(lái)的一次性更換代價(jià)，高達(dá)總設(shè) 備投資的一半左右；氣體回收率低，一般經(jīng)濟(jì)運(yùn)行和投資下的回收率指標(biāo)僅能達(dá)到80%左 右；正常運(yùn)行時(shí)，吸附塔內(nèi)合格的CO需通過(guò)“抽真空”方式排出，且一部分CO需經(jīng)“壓縮”后 進(jìn)入置換氣緩沖罐，用于變壓吸附法-CO吸附劑的置換，而“抽真空和壓縮”的運(yùn)行電耗非 常高；變壓吸附法單套裝置的規(guī)模也受到一定限制，需要多套并聯(lián)操作占地面積巨大；變 壓吸附法裝置的閥門要求高，價(jià)格昂貴，且切換頻繁，故障率高，因而，對(duì)閥門的性能、自動(dòng) 控制的水平及可靠性要求極高。除此之外，變壓吸附法最大的缺點(diǎn)是，是其產(chǎn)品氣CO是常壓，需要被壓縮到下游 所需要的壓力，這不僅要消耗大量的壓縮功(增加了運(yùn)行費(fèi)用)，而且明顯增加了下游的設(shè)備投資。但是，對(duì)于以往的規(guī)模較小的碳一化工而言，變壓吸附法還是具有其小型化、投資 小的優(yōu)勢(shì)的。膜分離法是上世紀(jì)90年代開(kāi)始在工業(yè)上采用的氣體分離方法，膜分離技術(shù)應(yīng)用 于CO分離制取高純度C0，僅僅是近些年發(fā)展的成果。其原理主要是利用多種不同氣體分子 在特種膜中透過(guò)率的不同而將其分離，從而制得工業(yè)上所需的特定氣體。膜分離法的特點(diǎn) 是流程短、操作維護(hù)簡(jiǎn)單、裝置占地較??；工藝技術(shù)先進(jìn)、用于CO分離時(shí)CO壓降小、設(shè)備 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝方便；投資省、能耗低、經(jīng)濟(jì)效益好。但是，膜分離法也有明顯的不足之處co純度比深冷分離法稍低；膜的壽命較低， 這是由于氣源中，不可避免的會(huì)由于各種原因，而夾帶有有機(jī)物，特別是甲醇(來(lái)自于低溫 甲醇洗)，而有機(jī)物在膜中必然會(huì)累積起來(lái)，并引起膜的溶脹等問(wèn)題，從而導(dǎo)致膜的出力下 降，并最終報(bào)廢；膜組件為易耗品，其更換成本非常高。特別是，與變壓吸附法一樣，其最大 的缺點(diǎn)是，得到的產(chǎn)品氣H2是常壓，被壓縮到下游所需要的壓力，不僅要消耗大量的壓縮 功，而且也明顯增加了下游工序的設(shè)備投資。此外，膜分離法在大規(guī)模碳一化工領(lǐng)域的應(yīng)用 時(shí)間非常短，有一些問(wèn)題還沒(méi)有暴露出來(lái)，仍需工業(yè)運(yùn)行的長(zhǎng)期檢驗(yàn)?？傊?，需要羰基合成氣的場(chǎng)合眾多，處理的方法和設(shè)備也相當(dāng)多，不同的方法和設(shè) 備具有不同的優(yōu)缺點(diǎn)，但各種方法都具有相當(dāng)?shù)木窒扌?，?yīng)用范圍也比較狹窄，不具有通用 性，并且很多精制設(shè)備的機(jī)理并不十分清楚。因此，開(kāi)發(fā)高效低阻，兼有多種不同技術(shù)優(yōu)點(diǎn) 的多種精制技術(shù)的組合應(yīng)用，對(duì)于碳一化工中降低分離羰基合成原料氣工藝的能耗，提高 經(jīng)濟(jì)效益，具有重要的現(xiàn)實(shí)意義。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于克服現(xiàn)有技術(shù)的不足，提供一種新的分離羰基合成原料氣的工 藝及其配套系統(tǒng)。本發(fā)明所提供的分離羰基合成原料氣的工藝，將低溫甲醇洗凈化、CO冷箱分離、 變壓吸附和膜分離等工藝有機(jī)地結(jié)合在一起，采用了潔凈冷甲醇吸收進(jìn)料混合氣中的酸性 氣co2和H2S、COS等，以及分別采用深冷(冷箱)法制備高純度的C0氣體和變壓吸附制備 高純度的h2氣體。本發(fā)明的集成系統(tǒng)和工藝可以在兼顧上述多種不同工藝的優(yōu)點(diǎn)的同時(shí)， 有效地克服其各自的缺點(diǎn)，從而能節(jié)能、高效、靈活、安全地處理不同壓力、溫度、含水量，以 及組成濃度不限的羰基氣體；可以制得依凈化氣的用途而定的純度大于98%，回收率在 98. 0 98. 5%以上的C0氣體；純度大于99%，回收率在99%以上的H2氣體。本發(fā)明采用以下技術(shù)方案來(lái)解決上述技術(shù)問(wèn)題一種分離羰基合成原料氣的工藝，包括下列步驟使羰基合成原料氣依次經(jīng)低溫 甲醇洗滌和分子篩吸附處理后，進(jìn)入C0分離冷箱(4)中分離得到C0產(chǎn)品氣(14)和吐原 料氣(24)，H2原料氣(24)進(jìn)入變壓吸附制氫單元(6)中分離得到H2產(chǎn)品(18)和常壓解吸 氣(19)，常壓解吸氣(19)再進(jìn)入膜分離單元(8)進(jìn)一步分離得到C0富集氣(21)和富H2 滲透氣(22)，C0富集氣(21)返回C0分離冷箱(4)，富吐滲透氣(22)返回變壓吸附制氫單 元(6)。上述工藝中，所述低溫甲醇洗滌于低溫甲醇洗凈化單元(1)中進(jìn)行，采用溫度為-45. 0 -69. 5°C的潔凈冷甲醇吸收原料氣中的C02和H2S、COS等氣體，其中H2S和COS 作為酸性氣直接排出，0)2作為尾氣(32)排出。所述分子篩吸附于預(yù)吸附單元(3)中進(jìn)行。進(jìn)一步，在所述的低溫甲醇洗滌之后并于所述的分子篩吸附處理之前增加精密過(guò) 濾處理，過(guò)濾掉經(jīng)低溫甲醇洗后的原料氣中夾帶的甲醇液滴。所述的精密過(guò)濾處理采用精 密過(guò)濾器(2)，精密過(guò)濾器(2)可采用高效氣/液聚結(jié)濾芯的精密過(guò)濾器。本發(fā)明通過(guò)增設(shè)的精密過(guò)濾器處理過(guò)程，可以有效地降低經(jīng)過(guò)低溫甲醇洗滌后的 產(chǎn)品氣中來(lái)源于洗滌冷甲醇溶液的夾帶甲醇的含量，以達(dá)到降低預(yù)吸附單元(3)的工作負(fù) 荷的目的。進(jìn)而使得預(yù)吸附單元(3)的分子篩的再生周期變長(zhǎng)、公用工程消耗降低、效率提 高、結(jié)垢減少、使用壽命延長(zhǎng)。即，最終達(dá)到預(yù)吸附單元(3)的設(shè)備投資和運(yùn)行成本都明顯 降低的目的。進(jìn)一步，上述工藝中，所述低溫甲醇洗滌過(guò)程中產(chǎn)生的中壓閃蒸汽的壓力為 0.8 2. OMPa，在此壓力下，CO分離冷箱⑷中產(chǎn)生的閃蒸汽(27)可以與所述中壓閃蒸汽 匯合。CO分離冷箱(4)中產(chǎn)生的閃蒸汽(27)與所述中壓閃蒸汽匯合加壓后，再一同被壓入 到原料氣(26)中。以便進(jìn)一步回收其中的吐和0)，以提高系統(tǒng)中吐和C0產(chǎn)品的收率。進(jìn)一步，上述工藝中，所述羰基合成原料氣先經(jīng)原料冷卻器(10)換熱后再進(jìn)行低 溫甲醇洗滌和分子篩吸附處理。進(jìn)一步，上述工藝中，所述低溫甲醇洗滌過(guò)程中產(chǎn)生的尾氣(31)、C0分離冷箱(4) 中產(chǎn)生的閃蒸汽(27)、C0產(chǎn)品氣(14)以及H2原料氣(24)均通過(guò)原料冷卻器(10)回收冷 量后再進(jìn)入下游工序。即低溫甲醇洗凈化單元(1)中產(chǎn)生的尾氣(31)經(jīng)原料冷卻器(10) 回收冷量后排出界外；C0分離冷箱(4)中產(chǎn)生的閃蒸汽(27)經(jīng)原料冷卻器(10)回收冷 量后與低溫甲醇洗凈化單元(1)中的所述中壓閃蒸汽匯合；C0產(chǎn)品氣(14)經(jīng)原料冷卻器 (10)回收冷量后通過(guò)C0壓縮單元(5)壓縮后排出；H2原料氣(24)經(jīng)原料冷卻器(10)回 收冷量后返回變壓吸附制氫單元(6)中進(jìn)行分離。經(jīng)原料冷卻器(10)回收冷量后，閃蒸汽(27)的溫度為30 34°C。本發(fā)明采用上述方式，使得原料氣在原料氣冷卻器(10)中被來(lái)自下游的低溫甲 醇洗凈化單元(1)的尾氣以及C0分離冷箱(4)中產(chǎn)生的吐原料氣(24)、C0產(chǎn)品氣(14) 和閃蒸汽(27)冷卻。而不是采用常規(guī)的方式，即在原料氣冷卻器(10)中，用低溫甲醇洗 凈化單元(1)的產(chǎn)品氣為其原料氣的冷源。從而真正實(shí)現(xiàn)了低溫甲醇洗凈化單元(1)與C0 分離冷箱(4)的冷量耦合，進(jìn)而有效地降低了 C0分離冷箱(4)的投資。上述工藝中，進(jìn)入C0分離冷箱⑷中的原料氣(13)的溫度為-38 _58°C，C0產(chǎn) 品氣(14)的壓力為0. 3 1. 5Mpa，H2原料氣(24)的壓力為2. 8 7. 8Mpa。上述工藝中，C0分離冷箱(4)包括板式換熱器(50)、低溫洗滌塔(51)、再沸器
(52)和低溫提餾塔(53)；其中，再沸器(52)的入口經(jīng)板式換熱器(50)與預(yù)吸附單元(3) 的出口連接，再沸器(52)的出口與低溫洗滌塔(51)的下部入口連接；低溫洗滌塔(51)的 底部出口與低溫提餾塔(53)的上部入口連接，低溫洗滌塔(51)的頂部設(shè)壓原料氣出口 ；低 溫提餾塔(53)的上部液體物料出口與低溫洗滌塔(51)的頂部入口連接，低溫提餾塔(53) 上部的另一入口經(jīng)板式換熱器(50)與膜分離單元(8)的C0富集氣出口連接，低溫提餾塔
(53)的底部設(shè)C0物料出口，低溫提餾塔(53)的頂部設(shè)閃蒸汽出口。在上述結(jié)構(gòu)的C0分離冷箱(4)中將經(jīng)分子篩吸附后的原料氣(13)通過(guò)板式
6換熱器(50)換熱后，再進(jìn)入再沸器(52)中形成汽液混合原料(54)，最后進(jìn)入低溫洗滌塔 (51)中分離得到H2原料氣(24)；將來(lái)自于膜分離單元⑶中的CO富集氣(21)通過(guò)板式 換熱器(50)換熱后，進(jìn)入低溫提餾塔(53)中分離得到CO產(chǎn)品氣(14)；同時(shí)從低溫提餾塔 (53)中采出液體物料(55)送入低溫洗滌塔(51)中，進(jìn)一步洗滌H2原料氣(24)中的C0，低 溫洗滌塔(51)底部得到的CO物料再返回到低溫提餾塔(53)中進(jìn)一步分離，以提高CO分 離冷箱⑷中的CO回收率。在上述 結(jié)構(gòu)的CO分離冷箱⑷中，低溫洗滌塔(51)的頂部H2原料氣(24)、低溫 提餾塔(53)的底部CO產(chǎn)品氣(14)以及頂部閃蒸汽(27)均通過(guò)板式換熱器(50)回收冷 量后，再進(jìn)入原料冷卻器(10)中回收冷量，最后再進(jìn)入下游工序。在上述結(jié)構(gòu)的CO分離冷箱(4)中，來(lái)自于膜分離單元(8)的CO富集氣(21)經(jīng)過(guò) 在板式換熱器(50)中換熱后其溫度為-165 -192°C;進(jìn)入低溫洗滌塔(51)的汽液混合原 料(54)的壓力比H2原料氣(24)的壓力高0. 2 0. 5MPa，其溫度比常規(guī)方法低5 12°C， 為-165 -192°C。在上述結(jié)構(gòu)的CO分離冷箱(4)中，本發(fā)明采用將三股采出物料均送入板式換熱器 (50)中回收冷量的方式，優(yōu)化了 CO分離冷箱(4)的原料氣(13)與下游的H2原料氣(24)、 塔頂閃蒸汽(27)和CO產(chǎn)品氣(14)的換熱，使原料氣(13)經(jīng)由管道進(jìn)入下游的低溫洗滌 塔(51)時(shí)的終了溫度，要比常規(guī)的方法低5 12°C，即-165 -192°C。在該溫度下，H2原 料氣(24)中的CO含量可以降低35 45%，這對(duì)于下游的變壓吸附制氫(6)具有重要的 意義。因?yàn)?，CO含量的降低，意味著變壓吸附制氫(6)的工作負(fù)荷會(huì)相應(yīng)降低35 45%。 進(jìn)而，也會(huì)使得其分子篩的再生周期變長(zhǎng)、公用工程消耗降低、效率提高、使用壽命延長(zhǎng)，最 終達(dá)到其設(shè)備投資和運(yùn)行成本都明顯降低的目的，從而變壓吸附制氫(6)的設(shè)備投資將會(huì) 降低25 30%，運(yùn)行費(fèi)用降低32 43%。上述進(jìn)入低溫洗滌塔(51)的汽液混合物料(54)的溫度比常規(guī)方法低5 12°C的 主要原因在于低溫甲醇洗凈化單元(1)和CO分離冷箱(4)的有機(jī)整合，原料氣(13)進(jìn)入 CO分離冷箱(4)時(shí)的起點(diǎn)溫度就很低，達(dá)-38 -58°C ；汽液混合物料(54)進(jìn)入低溫洗滌 塔(51)時(shí)的壓力也進(jìn)行了優(yōu)化，優(yōu)化的依據(jù)為下游裝置對(duì)H2原料氣(24)的壓力要求，一 般要比要求的壓力大出0. 2 0. 5MPa。較佳的，上述工藝中，控制進(jìn)入膜分離單元⑶中的常壓解吸氣(19)的壓力為 2 3MPa。本發(fā)明中，采用解吸氣壓縮機(jī)(7)對(duì)常壓解吸氣(19)進(jìn)行增壓以控制其壓力。本發(fā)明的上述工藝對(duì)常壓解吸氣(19)的處理方式與本領(lǐng)域內(nèi)的常規(guī)作法不同。 現(xiàn)有技術(shù)中的通常做法是將其直接送出界區(qū)，作為燃料氣被燃燒掉。而本發(fā)明是將其送入 到解吸氣壓縮機(jī)(7)，被壓縮到2.0 3. OMPa以后，再進(jìn)入下游的膜分離單元(8)，以回收 其中的H2。本發(fā)明中，H2的最終回收率可以在99%以上，遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于常規(guī)方法的91 93%。較佳的，上述工藝中，控制CO富集氣體(21)中CO的摩爾濃度為67 88% ；控制 返回變壓吸附制氫單元(6)中的富H2滲透氣(22)經(jīng)過(guò)壓縮增壓后其壓力比CO分離冷箱 (4)分離得到的H2原料氣(24)的壓力高0.2 0.5MPa。本發(fā)明中，采用滲透氣壓縮機(jī)(9) 對(duì)富H2滲透氣(22)進(jìn)行增壓以控制其壓力。上述工藝中采用的膜分離工藝與一般的膜分離方式不同。本發(fā)明膜分離單元(8) 中，CO只需要被富集到67 88%即可，而沒(méi)有必要達(dá)到很高的純度(如97 98%)。這便大大降低了膜分離單元(8)的難度和設(shè)備投資。因?yàn)椋し蛛x的傳質(zhì)推動(dòng)力主要是膜兩 側(cè)H2的濃度差，伴隨著CO富集氣的純度提高，其H2分壓也越來(lái)越小，傳質(zhì)推動(dòng)力也將會(huì)急 劇降低。因此，本發(fā)明只是利用了膜分離過(guò)程實(shí)現(xiàn)粗分離成本最小的特點(diǎn)，而將CO富集氣 的最終提濃交給了下游的CO分離冷箱(4)，以實(shí)現(xiàn)各操作單元的優(yōu)勢(shì)互補(bǔ)。而在常規(guī)的方 式下(將常壓解吸氣直接送出界區(qū)，作為燃料氣被燃燒掉)，由于常壓解吸氣(19)中CO的 濃度過(guò)低，即使解吸氣要回收，也只能被匯入到低溫甲醇洗部分的原料氣中。這樣，解吸氣 的工作壓力，就必須要大于原料氣的壓力，高達(dá)4. 0 6. OMPa，這就相應(yīng)大大增加了解吸氣 壓縮機(jī)(7)的設(shè)備投資和運(yùn)行成本；同時(shí)，CO分離冷箱(4)的負(fù)荷也被增加了許多。本發(fā)明中，所述的羰基合成原料氣包括并不限于煤制氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦 爐氣、電石尾氣以及黃磷尾氣。本發(fā)明所提供的上述工藝可用于煤制氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t氣、電石尾氣 以及黃磷尾氣中C0和H2的分離。本發(fā)明還提供了一種與上述工藝配套的分離羰基合成原料氣的集成系統(tǒng)，包括低 溫甲醇洗凈化單元(1)、預(yù)吸附單元(3)、C0分離冷箱(4)、變壓吸附制氫單元(6)和原料氣 冷卻器(10)；其中，原料氣冷卻器(10)、低溫甲醇洗凈化單元(1)、預(yù)吸附單元(3)和C0分 離冷箱(4)依次連接，C0分離冷箱(4)的吐原料氣出口與變壓吸附制氫單元(6)的入口連 接；其特征在于還包膜分離單元(8)，膜分離單元(8)的入口與變壓吸附制氫單元(6)的 解吸氣出口連接，膜分離單元(8)的C0富集氣出口與C0分離冷箱(4)的入口連接，膜分離 單元(8)的富H2滲透氣出口與變壓吸附制氫單元(6)的入口連接。較佳的，膜分離單元(8)的入口通過(guò)解吸氣壓縮機(jī)(7)與變壓吸附制氫單元(6) 的解吸氣出口連接，膜分離單元(8)的富吐滲透氣出口通過(guò)滲透氣壓縮機(jī)(9)與變壓吸附 制氫單元(6)的入口連接。進(jìn)一步，本發(fā)明的分離羰基合成原料氣的集成系統(tǒng)中，在低溫甲醇洗凈化單元(1) 和預(yù)吸附單元(3)之間設(shè)有精密過(guò)濾器(2)。進(jìn)一步，C0分離冷箱(4)的閃蒸汽出口與低溫甲醇洗凈化單元(1)的入口連接。 本發(fā)明中，C0分離冷箱(4)中分離出的閃蒸汽沒(méi)有采用通常的做法(即作為燃料氣而被燃 燒掉)，而是匯入到低溫甲醇洗凈化單元(1)的中壓閃蒸汽中，以便進(jìn)一步回收其中的壓和 C0,以提高系統(tǒng)中H2和C0產(chǎn)品的收率。較佳的，低溫甲醇洗凈化單元(1)的尾氣排出口通過(guò)原料氣冷卻器(10)與外界相
iM o較佳的，C0分離冷箱⑷的H2原料氣出口通過(guò)原料氣冷卻器(10)與變壓吸附制 氫單元(6)的入口連接。較佳的，C0分離冷箱(4)的C0產(chǎn)品氣出口通過(guò)原料氣冷卻器(10)與外界相通。較佳的，C0分離冷箱⑷的閃蒸汽出口通過(guò)原料氣冷卻器(10)與低溫甲醇洗凈 化單元⑴的入口連接。進(jìn)一步，C0分離冷箱(4)包括板式換熱器(50)、低溫洗滌塔(51)、再沸器(52)和 低溫提餾塔(53)；其中，再沸器(52)的入口經(jīng)板式換熱器(50)與預(yù)吸附單元(3)的出口 連接，再沸器(52)的出口與低溫洗滌塔(51)的下部入口連接；低溫洗滌塔(51)的底部出 口與低溫提餾塔(53)的上部入口連接，低溫洗滌塔(51)的頂部設(shè)氏原料氣出口 ；低溫提餾塔(53)的上部液體物料出口與低溫洗滌塔(51)的頂部入口連接，低溫提餾塔(53)上部 的另一入口經(jīng)板式換熱器(50)與膜分離單元(8)的CO富集氣出口連接，低溫提餾塔(53) 的底部設(shè)CO物料出口，低溫提餾塔(53)的頂部設(shè)閃蒸汽出口。較佳的，上述CO分離冷箱(4)中，低溫洗滌塔(51)的頂部氏原料氣出口依次通過(guò) 板式換熱器(50)和原料氣冷卻器(10)與變壓吸附制氫單元(6)的入口連接；低溫提餾塔 (53)的底部CO產(chǎn)品氣出口依次通過(guò)板式換熱器(50)和原料氣冷卻器(10)與外界相通； 低溫提餾塔(53)的頂部閃蒸汽出口依次通過(guò)板式換熱器(50)和原料氣冷卻器(10)與低 溫甲醇洗凈化單元(1)的入口連接。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明通過(guò)低溫甲醇洗凈化、精密過(guò)濾、預(yù)吸附，CO冷箱分離，CO 壓縮、變壓吸附制氫、解吸氣壓縮、膜分離、滲透氣壓縮、原料氣冷卻器等手段的同時(shí)使用， 兼顧了多種不同分離技術(shù)的優(yōu)點(diǎn)，使得集成工藝在不增加固定設(shè)備投資和運(yùn)行費(fèi)用的前提 下，對(duì)羰基合成原料氣中有效氣H2和CO的濃縮能力和回收率都有了顯著的提高。本發(fā)明 中，H2的最終回收率可以在99%以上，遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于常規(guī)方法的91 93% ;C0的回收率可以在 98. 0 98. 5%以上。此外，本發(fā)明的壓縮機(jī)功耗只是完全采用變壓吸附的35% ；占地面積 不到完全采用變壓吸附的15%;總投資不到完全采用變壓吸附的70%。本發(fā)明適用于煤制 氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t氣、電石尾氣、黃磷尾氣以及其它羰基合成原料氣體中CO和 H2的分離。本發(fā)明的推廣和應(yīng)用，必將會(huì)獲得極大的社會(huì)和經(jīng)濟(jì)效益。


附圖1為本發(fā)明的集成工藝的流程示意圖附圖2為本發(fā)明的CO分離冷箱流程示意圖
附圖3對(duì)比例1的流程示意圖附圖4對(duì)比例2的流程示意圖
具體實(shí)施例方式以下結(jié)合附圖1和2對(duì)本發(fā)明進(jìn)一步描述。應(yīng)理解，這些實(shí)施例僅用于說(shuō)明本發(fā) 明而不用于限制本發(fā)明的范圍。此外應(yīng)理解，在閱讀了本發(fā)明講授的內(nèi)容之后，本領(lǐng)域技術(shù) 人員可以根據(jù)本發(fā)明所公開(kāi)的原理、實(shí)施方式，以及待分離的不同原料氣體的性質(zhì)、凈化氣 的用途和本領(lǐng)域內(nèi)的公知常識(shí)，確定其具體的工藝條件。下列實(shí)施例中未具體注明的工藝 設(shè)備或裝置均采用本領(lǐng)域內(nèi)的常規(guī)設(shè)備或裝置。實(shí)施例1分離羰基合成原料氣的集成系統(tǒng)如圖1所示，本發(fā)明的分離羰基合成原料氣的集成系統(tǒng)，包括低溫甲醇洗凈化單 元1、精密過(guò)濾器2、預(yù)吸附單元3、CO分離冷箱4、變壓吸附制氫單元6、膜分離單元8和原 料氣冷卻器10 ；其中原料氣冷卻器10、低溫甲醇洗凈化單元1、精密過(guò)濾器2、預(yù)吸附單元3和CO分離 冷箱4依次連接；低溫甲醇洗凈化單元1設(shè)有酸性氣30 (H2SXOS)排出管道和尾氣31 (CO2) 排出管道，尾氣31排出管道通過(guò)原料氣冷卻器10與外界相通。CO分離 冷箱4的H2原料氣24出口通過(guò)原料氣冷卻器10與變壓吸附制氫單元6 的入口連接，CO分離冷箱4的閃蒸汽27出口通過(guò)原料氣冷卻器10與低溫甲醇洗凈化單元1的入口連接；CO分離冷箱4的CO產(chǎn)品氣14出口通過(guò)原料氣冷卻器10與CO壓縮機(jī)5連 接后與外界相通。膜分離單元8的入口通過(guò)解吸氣壓縮機(jī)7與變壓吸附制氫單元6的解吸氣出口連 接，膜分離單元8的CO富集氣21出口與CO分離冷箱4的入口連接，膜分離單元8的富H2 滲透氣22出口通過(guò)滲透氣壓縮機(jī)9與變壓吸附制氫單元6的入口連接。如圖2所示，C0分離冷箱4包括板式換熱器50、低溫洗滌塔51、再沸器52和低溫 提餾塔53 ；其中，再沸器52的入口經(jīng)板式換熱器50與預(yù)吸附單元3的出口連接，再沸器52 的出口與低溫洗滌塔51的下部入口連接；低溫洗滌塔51的底部出口與低溫提餾塔53的上 部入口連接，低溫洗滌塔51的頂部設(shè)H2原料氣24出口 ；低溫提餾塔53的上部液體物料出 口與低溫洗滌塔51的上部入口連接，低溫提餾塔53上部的另一入口經(jīng)板式換熱器50與膜 分離單元8的C0富集氣21出口連接，低溫提餾塔53的底部設(shè)C0產(chǎn)品氣14出口，低溫提 餾塔53的頂部設(shè)閃蒸汽27出口。進(jìn)一步，上述C0分離冷箱4中，低溫洗滌塔51的頂部H2原料氣出口、低溫提餾塔 53的底部C0產(chǎn)品氣出口及頂部閃蒸汽出口均通過(guò)板式換熱器50后與原料氣冷卻器10連接。實(shí)施例2采用實(shí)施例1中的集成系統(tǒng)對(duì)羰基合成原料氣進(jìn)行分離，工藝步驟如下原料氣的25的溫度為40°C，壓力為5. 3MPa，流量為101594. 5Nm3/hr,與來(lái)自下游 的尾氣31、H2原料氣24、塔頂閃蒸汽27和C0產(chǎn)品氣14換熱后，被冷卻到-14 -28°C， 再進(jìn)入低溫甲醇洗單元1，采用潔凈的低溫冷甲醇(溫度為-45.0 -69.5°C)脫除進(jìn)料 混合氣中的酸性氣C02 (尾氣)32和H2S、COS (酸性氣)30等，進(jìn)而得到主要成分為C0和H2 的低溫原料氣。混合氣進(jìn)入精密過(guò)濾器2，過(guò)濾其中夾帶的甲醇液滴等，以降低預(yù)吸附單 元3的工作負(fù)荷。過(guò)濾后的混合氣12進(jìn)入預(yù)吸附單元3，將其中的微量甲醇和二氧化碳脫 除，以免它們?cè)诶湎?內(nèi)凍結(jié)并引起低溫設(shè)備和管道的堵塞。之后，低溫混合氣13(溫度 為-38 -58°C )進(jìn)入C0分離冷箱4，利用C0與其它氣體組分冷凝點(diǎn)的差別，使混合氣在 低溫下，某一組份或幾個(gè)組份冷凝液化，而其它組份仍保持氣態(tài)，從而將C0分離出來(lái)。經(jīng)過(guò) C0冷箱4后，混合氣被分成H2原料氣24、塔頂閃蒸汽27和C0產(chǎn)品氣14，其中，C0產(chǎn)品氣 14的壓力為0. 8 1. IMpa，H2原料氣24的壓力為2. 8 7. 8Mpa。在原料冷卻器10中回 收冷量后塔頂閃蒸汽28匯入到低溫甲醇洗單元1的中壓閃蒸汽中(中壓閃蒸汽的工作壓 力為0. 8 2MPa，在這個(gè)壓力下，閃蒸汽27可以與低溫甲醇洗1的中壓閃蒸汽匯合)，一道 被壓入到原料氣26中，進(jìn)一步回收其有效成分；C0產(chǎn)品氣29經(jīng)C0壓縮機(jī)5增壓后，由管 道15送出界區(qū)；H2原料氣16進(jìn)入變壓吸附制氫單元6，與C0等分離后，經(jīng)由管道18送出 界區(qū)。同時(shí)，來(lái)源于變壓吸附制氫單元6的常壓解吸氣19，被送入到解吸氣壓縮機(jī)7增壓至 2 3MPa，并經(jīng)由管道20進(jìn)入到下游的膜分離單元8。在膜分離單元8中解吸氣20中的 C0被初步富集到摩爾濃度為67 88%，經(jīng)由管道21送入到下游的C0分離冷箱單元4，以 回收其中的C0 ；同時(shí)，富H2的滲透氣22，經(jīng)滲透氣壓縮機(jī)9增壓后，控制其壓力較H2原料氣 24的壓力高出0. 2 0. 5MPa，再匯入到變壓吸附制氫單元6的原料氣中，以回收其中的H2。CO分離冷箱4中來(lái)自于預(yù)吸附單元3脫除微量甲醇和C02后的原料氣13 (溫度 為-38 -58°C )通過(guò)板式換熱器50與來(lái)自下游的H2原料氣24、塔頂閃蒸汽27和C0產(chǎn)
10品氣14換熱后，再進(jìn)入再沸器52中形成汽液混合原料54，最后進(jìn)入低溫洗滌塔51中分離 得到H2原料氣24;此處，控制汽液混合原料54的壓力比吐原料氣(24)的壓力高0.2 0. 5MPa，最終使得其進(jìn)入低溫洗滌塔51時(shí)的溫度為-165 _192°C。來(lái)源于膜分離單元8 的CO富集氣體21經(jīng)換熱器50與下游氣體換熱后，進(jìn)入到低溫提餾塔53的中部以上的位 置，進(jìn)一步回收其中的C0，以提高CO產(chǎn)品的收率；同時(shí)，從相同的位置，采出一股低溫液體， 送入到低溫洗滌塔51的頂部，洗滌H2原料氣中的CO ；低溫洗滌塔51底部得到的CO物料再 返回到低溫提餾塔53中進(jìn)一步分離，以提高CO分離冷箱4中的CO回收率以進(jìn)一步提高對(duì) CO的收率。此外，低溫提餾塔53塔頂閃蒸汽27沒(méi)有采用通常的做法(即作為燃料氣而被 燃燒掉)，而是匯入到低溫甲醇洗凈化單元1的中壓閃蒸汽中，以便進(jìn)一步回收其中的吐和 CO,以提高系統(tǒng)中H2和CO產(chǎn)品的收率，其中CO的回收率可以在98. 0 98. 5%以上。對(duì)比例1對(duì)比例1采用如圖3所示的現(xiàn)有組合工藝的流程示意圖，是目前工業(yè)中最普遍采 用的方法之一。實(shí)施例2、對(duì)比例1和2的原料氣，為由6. 5MPa水煤漿氣化所得到的煤制氣，其組 成數(shù)據(jù)(體積，干基)如下 對(duì)比例1與實(shí)施例2的不同，首先在于低溫甲醇洗部分1，來(lái)源于低溫甲醇洗的產(chǎn) 品氣，先被其原料氣在原料氣冷卻器10中加熱到常溫(圖中未畫(huà)出)，之后再進(jìn)入C0冷箱 4中；其次，C0冷箱4產(chǎn)生的塔頂閃蒸汽36和變壓吸附制氫單元6的常壓解吸氣38，直接 送出界區(qū)，作為燃料氣而被燃燒掉；此外，低溫甲醇洗凈化部分1的產(chǎn)品氣40未經(jīng)精密過(guò)濾 器2，直接進(jìn)入到了預(yù)吸附單元3中。以及，實(shí)施例2優(yōu)化了 C0分離冷箱4內(nèi)原料氣的換熱 和閃蒸壓力，使閃蒸后的氣液相混合物，進(jìn)入到下游低溫洗滌塔51時(shí)的終了溫度，要比對(duì) 比例1的方法低5 12°C。此外，在實(shí)施例2中，來(lái)自于低溫分離塔53的低溫液體，對(duì)氫原 料氣中的C0進(jìn)行了進(jìn)一步的洗滌，以便進(jìn)一步提高C0分離冷箱4對(duì)C0的回收率。由此，對(duì)比例1相對(duì)于實(shí)施例2，增加了 C0冷箱4原料氣冷卻的負(fù)荷，多出了 從-38 -58°C到30°C (溫度跨越達(dá)68 88°C)的區(qū)間，僅此一項(xiàng)將會(huì)導(dǎo)致設(shè)備投資增加 200萬(wàn)以上；在實(shí)施例2中，通過(guò)精密過(guò)濾器2，預(yù)吸附單元3的工作負(fù)荷可以降低30% 35%，而投資只是預(yù)吸附單元3的10%，所以可以使預(yù)吸附單元3設(shè)備投資降低25%以上。 同時(shí)，其運(yùn)行費(fèi)用，也將隨著其工作負(fù)荷的降低而降低(也在30%以上)，這部分的設(shè)備投 資節(jié)省也將會(huì)在200萬(wàn)元以上。對(duì)比例1與實(shí)施例2中，C0冷箱4產(chǎn)生的塔頂閃蒸汽36、28如下所示 對(duì)比例1與實(shí)施例2中，變壓吸附制氫單元6產(chǎn)生的常壓解吸氣38、19如下所示 實(shí)施例2中，膜分離單元8所產(chǎn)生的富H2滲透氣22的組成和體積流量如下所示 實(shí)施例2中，為變壓吸附制氫單元6產(chǎn)生的常壓解吸氣19增壓(到2.0 3. OMPa) 的壓縮機(jī)7的功耗約為645KW ；為膜分離單元8所產(chǎn)生的富H2滲透氣22增壓(到1. 3 5. 5MPa)的壓縮機(jī)9的功耗約為315KW。其中，膜分離單元8和兩個(gè)小壓縮機(jī)7、9的總投資 不會(huì)超過(guò)400萬(wàn)元。也就是說(shuō)實(shí)施例2并沒(méi)有增加固定設(shè)備的投資。但是，相對(duì)于對(duì)比例1，實(shí)施例2將H2的回收率從78. 27%提高到了 99.0%，即 增加了 10719. 2Nm3/hr的H2產(chǎn)量；將CO的回收率從85. 34 %提高到了 98. 2 %，即增加了 3759. 3Nm7hr的CO產(chǎn)量。如按每標(biāo)方H2產(chǎn)品為0. 75元，每標(biāo)方CO產(chǎn)品為0. 96元，每標(biāo) 方燃料氣為0. 25元，每度電0. 5元計(jì)的保守估計(jì)，在扣除實(shí)施例2所增加的壓縮機(jī)電耗及 如作為燃料氣的價(jià)值后，每年增加的產(chǎn)值都將會(huì)在3500萬(wàn)元以上(以年7200小時(shí)計(jì))。對(duì)比例2對(duì)比例2采用如圖4所示的現(xiàn)有組合工藝的流程示意圖，是目前工業(yè)中最普遍采 用的方法之一。對(duì)比例2與實(shí)施例2和對(duì)比例1的不同，主要在于采用了變壓吸附制取CO單元11，而沒(méi)有使用CO冷箱4，而其余的部分則與對(duì)比例1是完全相同的。相對(duì)于CO冷箱4，變 壓吸附制取CO單元11中得到的CO為常壓，而實(shí)施例中約為0.8 1. IMPa。如果下游要求 的壓力為3. 6MPa,那么對(duì)比例2的CO壓縮機(jī)5功耗將會(huì)至少增加3倍，即CO壓縮機(jī)的投資 也將會(huì)超過(guò)實(shí)施例2的2. 0倍。同時(shí)，實(shí)施例2的CO冷箱4的占地面積僅為30 40m2左 右，遠(yuǎn)遠(yuǎn)小于對(duì)比例2的變壓吸附制取C0單元11的5000m2。此外，實(shí)施例2中，C0冷箱4 的設(shè)備投資不到對(duì)比例2的變壓吸附制取C0單元11的70%。此外，實(shí)施例2中的C0冷箱4是一次性投資，而對(duì)比例2的變壓吸附制取C0單元 11的核心是吸附劑，是易耗品，更換代價(jià)昂貴。同時(shí)，變壓吸附操作異常復(fù)雜，對(duì)控制以及閥 門的要求極高，其眾多價(jià)格昂貴的切換閥，也是特別容易損壞和消耗的部件。對(duì)比例2中，變壓吸附制取C0單元11的置換尾氣45如下所示 對(duì)比例2中，變壓吸附制氫單元6產(chǎn)生的常壓解吸氣48如下所示 可見(jiàn)，實(shí)施例2在C0分離冷箱4和C0壓縮機(jī)5的投資，不到對(duì)比例2的變壓吸附 制取C0單元11和C0壓縮機(jī)5的投資總和的70%的前提下，相對(duì)于對(duì)比例2，實(shí)施例2將 H2的回收率從89. 27%提高到了 99. 0%，即增加了 5083. 4Nm3/hr的吐產(chǎn)量；將C0的回收率 從82. 30%提高到了 98. 2%，即增加了 4796. 2Nm3/hr的C0產(chǎn)量。同時(shí)，C0壓縮機(jī)5的功耗 由14360KW(變壓吸附)變?yōu)?557KW(C0分離冷箱)，相差達(dá)9803KW。如按每標(biāo)方H2產(chǎn)品為0. 75元，每標(biāo)方C0產(chǎn)品為0. 96元，每標(biāo)方燃料氣為0. 25 元，每度電0. 5元計(jì)的保守估計(jì)，在考慮實(shí)施例2和對(duì)比例2的所有壓縮機(jī)電耗及如作為燃 料氣的價(jià)值后，每年增加的產(chǎn)值都將會(huì)在5600萬(wàn)元以上(以年7200小時(shí)計(jì))。上述效果表明采用本發(fā)明的技術(shù)方案達(dá)到了最初的設(shè)計(jì)目的，通過(guò)對(duì)低溫甲醇 洗凈化、精密過(guò)濾、預(yù)吸附，C0冷箱，C0壓縮、變壓吸附制氫、解吸氣壓縮、膜分離、滲透氣壓 縮、原料氣冷卻器單元的有機(jī)的整合，整個(gè)系統(tǒng)只有低溫甲醇洗單元1的尾氣32和酸性氣 30兩個(gè)排放點(diǎn)，從而使得本發(fā)明在不增加設(shè)備投資和運(yùn)行費(fèi)用降低的前提下，裝置對(duì)H2和 C0的濃縮能力和回收率都有了顯著的提高。上述實(shí)施例僅用于闡述本發(fā)明的原理，并不用于限制本發(fā)明的保護(hù)范圍。應(yīng)該理解，本發(fā)明的保護(hù)范圍不限于上述描述的結(jié)構(gòu)及工藝，本領(lǐng)域的技術(shù)人員根據(jù)本發(fā)明所公開(kāi)的原理及內(nèi)容，還可以產(chǎn)生各種改動(dòng)或修改，這些等價(jià)形式同樣具有超越現(xiàn)有技術(shù)的優(yōu) 勢(shì)效果，且均被本發(fā)明的保護(hù)范圍所涵蓋。
權(quán)利要求
一種分離羰基合成原料氣的工藝，包括下列步驟使羰基合成原料氣依次經(jīng)低溫甲醇洗滌和分子篩吸附處理后，進(jìn)入CO分離冷箱(4)中分離得到CO產(chǎn)品氣(14)和H2原料氣(24)，H2原料氣(24)進(jìn)入變壓吸附制氫單元(6)中分離得到H2產(chǎn)品(18)和常壓解吸氣(19)，常壓解吸氣(19)再進(jìn)入膜分離單元(8)進(jìn)一步分離得到CO富集氣(21)和富H2滲透氣(22)，CO富集氣(21)返回CO分離冷箱(4)，富H2滲透氣(22)返回變壓吸附制氫單元(6)。
2.如權(quán)利要求1所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于在所述的低溫甲醇 洗滌之后并于所述的分子篩吸附處理之前增加精密過(guò)濾處理，過(guò)濾掉經(jīng)低溫甲醇洗后的原 料氣中夾帶的甲醇。
3.如權(quán)利要求1所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于所述低溫甲醇洗滌 過(guò)程中產(chǎn)生的中壓閃蒸汽的壓力為0.8 2. OMPa，CO分離冷箱⑷中產(chǎn)生的閃蒸汽(27) 與所述中壓閃蒸汽匯合加壓后，再與所述羰基合成原料氣混合。
4.如權(quán)利要求1所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于所述羰基合成原料 氣先經(jīng)原料冷卻器(10)換熱后再進(jìn)行低溫甲醇洗滌和分子篩吸附處理；所述低溫甲醇洗 滌過(guò)程中產(chǎn)生的尾氣(31)、CO分離冷箱⑷中產(chǎn)生的閃蒸汽(27)、CO產(chǎn)品氣(14)以及H2 原料氣(24)均通過(guò)原料冷卻器(10)回收冷量后再進(jìn)入下游工序。
5.如權(quán)利要求1所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于進(jìn)入CO分離冷箱 (4)中的原料氣(13)的溫度為-38 -58°C，C0產(chǎn)品氣(14)的壓力為0. 3 1. 5Mpa,H2原 料氣(24)的壓力為2. 8 7. 8Mpa。
6.如權(quán)利要求1-5中任一所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于C0分離冷 箱(4)包括板式換熱器(50)、洗滌塔(51)、再沸器(52)和提餾塔(53)；將經(jīng)所述分子篩吸 附后的原料氣(13)通過(guò)板式換熱器(50)換熱后，再進(jìn)入再沸器(52)中形成汽液混合原料 (54)，最后進(jìn)入洗滌塔(51)中分離得到H2原料氣(24)；將來(lái)自于膜分離單元(8)中的C0 富集氣(21)通過(guò)板式換熱器(50)換熱后，進(jìn)入提餾塔(53)中分離得到C0產(chǎn)品氣(14)； 同時(shí)從提餾塔(53)中采出液體物料(55)送入洗滌塔(51)中，進(jìn)一步洗滌氏原料氣(24) 中的C0，洗滌塔(51)底部得到的C0物料再返回到提餾塔(53)中進(jìn)一步分離。
7.如權(quán)利要求6所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于H2原料氣(24)、C0 產(chǎn)品氣(14)以及閃蒸汽(27)均通過(guò)板式換熱器(50)回收冷量后，再進(jìn)入原料冷卻器(10) 中回收冷量。
8.如權(quán)利要求6所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于來(lái)自于膜分離單元 (8)的C0富集氣(21)經(jīng)過(guò)在板式換熱器(50)中換熱后其溫度為-165 -192°C ；控制進(jìn) 入洗滌塔(51)的汽液混合原料(54)的壓力比吐原料氣(24)的壓力高0.2 0.5MPa，控 制其溫度為-165 -192°C。
9.如權(quán)利要求1-8中任一所述的分離羰基合成原料氣的工藝，其特征在于在膜分離 單元(8)中，控制進(jìn)入膜分離單元(8)中的常壓解吸氣(19)的壓力為2 3Mpa ；控制CO富 集氣體(21)中C0的摩爾濃度為67 88% ；采用滲透氣壓縮機(jī)(9)控制返回變壓吸附制 氫單元(6)中的富H2滲透氣(22)的壓力比C0分離冷箱⑷分離得到的H2原料氣(24)的 壓力高0. 2 0. 5MPa。
10.一種分離羰基合成原料氣的集成系統(tǒng)，包括低溫甲醇洗凈化單元(1)、預(yù)吸附單元(3)、CO分離冷箱(4)、變壓吸附制氫單元(6)和原料氣冷卻器(10)；其中，原料氣冷卻器 (10)、低溫甲醇洗凈化單元(1)、預(yù)吸附單元(3)和CO分離冷箱(4)依次連接，CO分離冷 箱(4)的氏原料氣出口與變壓吸附制氫單元(6)的入口連接；其特征在于還包括膜分離 單元(8)，膜分離單元(8)的入口與變壓吸附制氫單元(6)的解吸氣出口連接，膜分離單元 ⑶的CO富集氣出口與CO分離冷箱⑷的入口連接，膜分離單元⑶的富H2滲透氣出口 與變壓吸附制氫單元(6)的入口連接。
11.如權(quán)利要求10所述的集成系統(tǒng)，其特征在于低溫甲醇洗凈化單元(1)和預(yù)吸附 單元(3)之間設(shè)有精密過(guò)濾器(2)。
12.如權(quán)利要求10所述的集成系統(tǒng)，其特征在于CO分離冷箱(4)的閃蒸汽出口與低 溫甲醇洗凈化單元(1)的入口連接。
13.如權(quán)利要求10所述的集成系統(tǒng)，其特征在于C0分離冷箱(4)的閃蒸汽出口通過(guò) 原料氣冷卻器(10)與低溫甲醇洗凈化單元⑴的入口連接；低溫甲醇洗凈化單元⑴的尾 氣排出口通過(guò)原料氣冷卻器(10)與外界相通；C0分離冷箱(4)的吐原料氣出口通過(guò)原料 氣冷卻器(10)與變壓吸附制氫單元(6)的入口連接；C0分離冷箱(4)的C0產(chǎn)品氣出口通 過(guò)原料氣冷卻器(10)與外界相通。
14.如權(quán)利要求10-13中任一所述的集成系統(tǒng)，其特征在于C0分離冷箱(4)包括板式 換熱器(50)、洗滌塔(51)、再沸器(52)和提餾塔(53)；其中，再沸器(52)的入口經(jīng)板式換 熱器(50)與預(yù)吸附單元(3)的出口連接，再沸器(52)的出口與洗滌塔(51)的下部入口連 接；洗滌塔(51)的底部出口與提餾塔(53)的上部入口連接，洗滌塔(51)的頂部設(shè)壓原料 氣出口 ；提餾塔(53)的上部液體物料出口與洗滌塔(51)的上部入口連接，提餾塔(53)上 部的另一入口經(jīng)板式換熱器(50)與膜分離單元(8)的C0富集氣出口連接，提餾塔(53)的 底部設(shè)C0產(chǎn)品氣出口，提餾塔(53)的頂部設(shè)閃蒸汽出口。
15.如權(quán)利要求14所述的集成系統(tǒng)，其特征在于上述C0分離冷箱(4)中，洗滌塔(51) 的頂部H2原料氣出口依次通過(guò)板式換熱器(50)和原料氣冷卻器(10)與變壓吸附制氫單元 (6)的入口連接；提餾塔(53)的底部C0產(chǎn)品氣出口依次通過(guò)板式換熱器(50)和原料氣冷 卻器(10)與外界相通；提餾塔(53)的頂部閃蒸汽出口依次通過(guò)板式換熱器(50)和原料氣 冷卻器(10)與低溫甲醇洗凈化單元(1)的入口連接。
16.如權(quán)利要求10-15中任一所述的集成系統(tǒng)用于煤制氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t 氣、電石尾氣以及黃磷尾氣中C0和壓的分離。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種分離羰基合成原料氣的工藝及配套系統(tǒng)，通過(guò)對(duì)低溫甲醇洗凈化、精密過(guò)濾、預(yù)吸附、CO冷箱、CO壓縮、變壓吸附制氫、解吸氣壓縮、膜分離、滲透氣壓縮、原料氣冷卻器單元的有機(jī)的整合，兼顧了多種分離技術(shù)的優(yōu)點(diǎn)，且能有效克服其各自的缺點(diǎn)，并在不增加固定設(shè)備投資和運(yùn)行費(fèi)用的前提下，對(duì)羰基合成原料氣中的有效氣H2和CO的濃縮能力和回收率都有了顯著的提高。本發(fā)明的壓縮機(jī)功耗只是完全采用變壓吸附技術(shù)的35％；占地面積不到完全采用變壓吸附技術(shù)的15％；總投資不到完全采用變壓吸附技術(shù)的70％。本發(fā)明適用于煤制氣、天然氣、輕油、裂解氣、焦?fàn)t氣、電石尾氣、黃磷尾氣以及其它羰基合成原料氣體中CO和H2的分離。
文檔編號(hào)C01B31/18GK101874962SQ20101020058
公開(kāi)日2010年11月3日 申請(qǐng)日期2010年6月3日 優(yōu)先權(quán)日2010年4月28日
發(fā)明者寧振強(qiáng), 張濤, 牛慶彥, 王保明, 胡暉 申請(qǐng)人:上海戊正工程技術(shù)有限公司;開(kāi)封東京空分集團(tuán)有限公司