技术领域
[0001] 本实用新型涉及深冷气体分离领域，特别是一种采用双循环的CO深冷分离系统。
背景技术
[0002] 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
气化或
天然气/石脑油
蒸汽转化，在
煤气化制取的合成气中，除了含CO、氢气外，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。
[0003] 中国实用新型
专利CN 100427862 C“通过低温蒸馏生产一
氧化
碳的方法和设备”和CN 101823709 B“从含有
一氧化碳的气体混合物中分离一氧化碳”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。
[0004] 中国实用新型专利CN 104326472 B“一种氮循环工艺制取CO的系统及其方法”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，但该工艺用于需要精脱甲烷和氮气的场合时，存在精馏能耗过高的缺点。
[0005] 本实用新型提出了一种采用双循环的CO深冷分离系统，比较实用、完美和方便地解决了上述问题。实用新型内容
[0006] 本实用新型的目的在于克服
现有技术的缺点，提供一种启动快、耗能低、排放少、成本低的采用双循环的CO深冷分离系统。
[0007] 本实用新型的目的通过以下技术方案来实现：一种采用双循环的CO深冷分离系统，包括主换热器A、主换热器B、低温分离器、氢
汽提塔、脱氮塔、脱甲烷塔、脱氮塔塔顶
冷凝器、CO压缩机、循环氮气压缩机；
[0008] 所述的主换热器A中并列设置有流道IA、流道IIA、流道ⅢA、流道ⅣA、流道ⅤA、流道ⅥA、流道ⅦA、流道ⅧA，主换热器B中并列设置有流道IB、流道IIB、流道ⅢB、流道ⅣB、流道ⅤB、流道ⅥB、流道ⅦB、流道ⅧB，脱氮塔塔顶冷凝器中并列设置有IC、流道IIC、流道ⅢC；
[0009] 主换热器A的流道IIA的入口处连接有混合
净化气的进气管，主换热器A的流道IIA出口与主换热器B的流道IIB入口，主换热器B的流道IIB出口与低温分离器的入口相连，低温分离器的出口包括两个液相出口和一个气相出口，低温分离器的气相出口依次与主换热器B的流道ⅢB、主换热器A的流道ⅢA和气相出气管相连，低温分离器中其中一个液相出口依次与减压
阀门V1、换热器B的流道IB相连后最终连接在氢汽提塔的中部入口上，低温分离器中另一个液相出口与减压阀门V2相连后再连接在氢汽提塔的上部入口上，在氢汽提塔的顶部开有氢汽提塔气相出口，氢汽提塔气相出口与主换热器A的流道IA相连后最终连接在闪蒸气储存器上，氢汽提塔的底部开有氢汽提塔液相出口，氢汽提塔液相出口与减压阀门V3相连后再连接在脱氮塔的中部入口上；
[0010] 脱氮塔的底部开有脱氮塔液相出口，脱氮液相出口通过管道与主换热器B中的流道IX的入口相连，主换热器B流道IX的出口与脱氮塔的底部入口相连，在脱氮液相出口处再通过另一个
根管道与减压阀门V4相连后再与脱氮塔塔顶冷凝器流道IIC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器流道IIC的出口与脱甲烷塔的中部入口相连，脱氮塔的顶部还开有脱氮塔气相出口，脱氮塔气相出口与减压阀门V7相连后再依次与主换热器B的流道VIB和主换热器A流道VIA的入口相连，主换热器A流道VIA的出口连接在
燃料储存器上，脱氮塔气相出口和减压阀门V7相连的管道上设置有分支管，该分支管与脱氮塔塔顶冷凝器流道IC的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器流道IC的出口与脱氮塔的上部入口相连；
[0011] 所述的脱甲烷塔的底部开有脱甲烷塔液相出口，脱甲烷塔液相出口与减压阀门V6相连后再连接在减压阀门V7和主换热器B流道VIB相连的管道上，在脱甲烷塔的顶部还开有脱甲烷塔气相出口，脱甲烷塔气相出口与主换热器B流道VIIIB相连后连接在主换热器A的流道VIIIA的入口上，主换热器A的流道VIIIA的出口与CO压缩机的入口相连，CO压缩机的出口与CO产品储存器相连，在CO压缩机的出口与CO产品储存器相连的管道上还通过另一根管道连接在主换热器A的流道VIIA的进口上，主换热器A流道VIIA的出口与主换热器B的流道VIIB相连，主换热器B的流道VIIB与脱甲烷塔的上部入口相连且在连接的管道上设置有减压阀门V5；
[0012] 所述的脱甲烷塔内的下部
位置设置有脱甲烷塔塔底
蒸发器，循环氮气压缩机的出口与主换热器A流道IVA的进口相连，主换热器A流道IVA的出口与主换热器B的流道IVB的进口相连，主换热器B的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底
蒸发器的进口相连，在主换热器B的流道IVB的出口与脱甲烷塔塔底蒸发器的进口相连的管道上还设置有分支管，该分支管与减压阀门V9相连后再经减压阀门V10连接在脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的进口上，脱甲烷塔塔底蒸发器的出口通过管道连接在减压阀门V9与减压阀门V10相连的分支管上，在脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的出口处设置有液氮储存器，液氮储存器的出口处设置有减压阀门V11，脱氮塔塔顶冷凝器流道ⅢC的出口与连接在液氮储存器后的减压阀门V11的出口合并，该合并处通过管道依次与主换热器B的流道ⅤB、主换热器A的流道ⅤA相连，主换热器A的流道ⅤA的出口连接在循环氮气压缩机的进口上，主换热器A与循环氮气压缩机的进口相连的管道上还通过分支管与放空装置相连，该分支管上设置有
开关阀；
[0013] 所述的氢汽提塔内的下部位置设置有氢汽提塔塔底蒸发器，在主换热器A的流道IVA和主换热器B流道IVB相连的管道上设置有氢汽提塔塔底蒸发器进口
节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点靠近主换热器A流道IVA一侧，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点靠近主换热器B流道IVB一侧，氢汽提塔塔底蒸发器进口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器的进口上，氢汽提塔塔底蒸发器出口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器出口上，在氢汽提塔塔底蒸发器进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器出口节点之间设置有减压阀门V8。
[0014] 所述的氢汽提塔为一次分离型或蒸发汽提型。
[0015] 所述的CO压缩机和循环氮气压缩机为离心式、
活塞式压缩机或是两者组合形成的一体机。
[0016] 所述的CO压缩机和循环氮气压缩机为
电机驱动或
汽轮机一拖二驱动。
[0017] 本实用新型具有以下优点：
[0018] （1）采用CO压缩和氮气压缩的双循环，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；
[0019] （2）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；
[0020] （3）设置氮气压缩、制冷循环能够缩短启动和提纯的时间，并减少启动阶段的放空量；
[0021] （4）由于能耗低、启动快、投资成本少、排放少，具有良好的经济效益和环保效益。
附图说明
[0022] 图1 为本实用新型的
实施例一的结构示意图；
[0023] 图2 为本实用新型的实施例二的结构示意图；
[0024] 图3 为本实用新型的实施例三的结构示意图；
[0025] 图4 为本实用新型的实施例四的结构示意图；
[0026] 图5 为本实用新型的实施例五的结构示意图；
[0027] 图中，1-主换热器A，2-主换热器B，3-低温分离器，4-氢汽提塔，4A-低温闪蒸罐，5-氢汽提塔塔底蒸发器，6-脱氮塔，7-脱甲烷塔，8-脱甲烷塔塔底蒸发器，9-脱氮塔塔顶冷凝器，10- CO压缩机，11-循环氮气压缩机，12-透平膨胀机，13-脱甲烷塔塔顶冷凝器。
具体实施方式
[0028] 下面结合附图对本实用新型做进一步的描述，本实用新型的保护范围不局限于以下所述：
[0029] 实施例一：如图1所示，一种采用双循环的CO深冷分离系统，它包括主换热器A1、主换热器B2、低温分离器3、氢汽提塔4、氢汽提塔塔底蒸发器5、脱氮塔6、脱甲烷塔7、脱甲烷塔塔底蒸发器8、脱氮塔塔顶冷凝器9、CO压缩机10和循环氮气压缩机11；含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气依次与主换热器A1流道II和主换热器B2流道II的入口相连，主换热器B2流道II的出口与低温分离器3的入口相连，低温分离器3的气相出口依次与主换热器B2流道III和主换热器A1流道III的入口相连，低温分离器3的液相出口分成两股：一股经阀门V1减压后与主换热器B2流道I的入口相连，主换热器B2流道I的出口与氢汽提塔4的中部入口相连，另一股经阀门V2减压后与氢汽提塔4的顶部入口相连；
[0030] 在本实施例中，所述氢汽提塔4的气相出口与主换热器A1流道I的入口相连，氢汽提塔4的液相出口经阀门V3减压后与脱氮塔6的中部入口相连；
[0031] 在本实施例中，所述脱氮塔6的液相出口分成两股：一股与主换热器B2流道IX的入口相连，主换热器B2流道IX的出口与脱氮塔6的底部入口相连，另一股经阀门V4减压后与脱氮塔塔顶冷凝器9流道II的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道II的出口与脱甲烷塔7的中部入口相连，脱氮塔6气相出口分成两股：一股与脱氮塔塔顶冷凝器9流道I的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道I的出口与脱氮塔6的顶部入口相连，另一股经阀门V7减压后依次与主换热器B2流道VI和主换热器A1流道VI的入口相连；
[0032] 在本实施例中，所述脱甲烷塔7的液相出口经阀门V6减压后与阀门V7的阀后混合，脱甲烷塔7的气相出口依次与主换热器B2流道VIII和主换热器A1流道VIII的入口相连，主换热器A1流道VIII的出口与CO压缩机10的入口相连，CO压缩机10的出口分成两股：一股作为CO产品出界区，另一股作为CO循环气依次与主换热器A1流道VII和主换热器B2流道VII的入口相连，主换热器B2流道VII的出口经阀门V5减压后与脱甲烷塔7的顶部入口相连；
[0033] 在本实施例中，所述循环氮气压缩机11的出口与主换热器A1流道IV的入口相连，主换热器A1流道IV的出口分成两股：一股与氢汽提塔塔底蒸发器5的入口相连，另一股经阀门V8减压后与氢汽提塔塔底蒸发器5的出口混合，一起与主换热器B2流道IV的入口相连，主换热器B2流道IV的出口分成两股：一股与脱甲烷塔塔底蒸发器8的入口相连，另一股经阀门V9减压后与脱甲烷塔塔底蒸发器8的出口混合，一起经阀门V10减压后脱氮塔塔顶冷凝器9流道III的入口相连，脱氮塔塔顶冷凝器9流道III的出口与经阀门V11减压的液氮混合，一起依次与主换热器B2流道V和主换热器A1流道V的入口相连，主换热器A1流道V的出口与循环氮气压缩机11的入口相连，完成氮气压缩、制冷循环。
[0034] 在本实施例中，所述的氢汽提塔4为蒸发汽提型。
[0035] 在本实施例中，所述的CO压缩机10和循环氮气压缩机11为离心式压缩机。
[0036] 在本实施例中，所述的CO压缩机10和循环氮气压缩机11为电机驱动。
[0037] 工作时：
[0038] S1、含CO、氢气和少量的甲烷、氮气、氩气的净化气经主换热器A1和主换热器B2被冷
流体冷却并部分冷凝，随后进入低温分离器3中进行第一次分离，分离后的气相为富氢气，经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后出界区，分离后的液相分成两股：一股经阀门V1减压再进入主换热器B2复热至一定
温度后，送入氢汽提塔4的中部参与精馏，另一股经阀门V2减压后直接送入氢汽提塔4的顶部做回流液；
[0039] S2、经过氢汽提塔4的进一步精馏脱氢，在其顶部得到富含氢气的闪蒸气，闪蒸气经主换热器A1复热至常温后出界区，在其底部得到的富CO液体经减压阀门V3减压后送入脱氮塔6中继续精馏，氢汽提塔4的下部设有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；
[0040] S3、经过脱氮塔6的进一步精馏脱氮，在其顶部得到的富氮气经减压阀门V7减压后与富甲烷液体混合，经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后出界区做燃料气，在其底部得到的富CO液体经减压阀门V4减压再进入脱氮塔塔顶冷凝器9复热至一定温度后，送入脱甲烷塔7中继续精馏，脱氮塔6底部的蒸发器采用主换热器B2的流道IX，为脱氮塔6提供上升的蒸发气，脱氮塔6的顶部设有脱氮塔塔顶冷凝器9，为脱氮塔6提供回流液，采用富CO液体和液氮做冷源；
[0041] S4、经过脱甲烷塔7的进一步精馏脱甲烷，在其底部得到的富甲烷液体经减压阀门V6减压后与富氮气混合做燃料气，在其顶部得到的CO气经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后送入CO压缩机10中，经CO压缩机10
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，先经主换热器A1和主换热器B2被冷流体冷却、冷凝并
过冷后，再经减压阀门V5减压后送入脱甲烷塔7的顶部做回流液，脱甲烷塔7的底部设有脱甲烷塔塔底蒸发器8，为脱甲烷塔7提供上升的蒸发气，采用循环氮气做热源；
[0042] S5、从循环氮气压缩机11排出的中压氮气依次经主换热器A1、氢汽提塔塔底蒸发器5、主换热器B2和脱甲烷塔塔底蒸发器8被冷流体冷却、冷凝并过冷，被过冷的液氮经减压阀门V10减压后作为脱氮塔塔顶冷凝器9的补充冷源，低压液氮在其中被部分气化，再经主换热器B2和主换热器A1复热至常温后送入循环氮气压缩机11继续增压，从而完成氮气压缩、制冷循环。
[0043] 本实施例中，CO压缩机10由入口压
力控制其入口导叶（IGV）的开度。
[0044] 在本实施例中，CO压缩机10的入口压力为0.08MPa.G，排气压力为0.6MPa.G。
[0045] 在本实施例中，循环氮气压缩机11的入口压力为0.2MPa.G，排气压力为1.2MPa.G。
[0046] 在本实施例中，氢汽提塔塔底蒸发器5、脱甲烷塔塔底蒸发器8采用循环氮气做热源。
[0047] 在本实施例中，脱甲烷塔7采用循环CO液体做塔顶回流液。
[0048] 在本实施例中，脱氮塔塔顶冷凝器9采用富CO液体和液氮做冷源。
[0049] 在本实施例中，脱氮塔6底部的蒸发器采用主换热器下2的一个换热流道，主换热器下2应置于脱氮塔6的底部。
[0050] 在本实施例中，氢汽提塔4的操作压力为1.7MPa.G。
[0051] 在本实施例中，脱氮塔6的操作压力为0.4MPa.G。
[0052] 在本实施例中，脱甲烷塔7的操作压力为0.15MPa.G。
[0053] 实施例2：如图2所示，本实施例与实施例1的区别在于：在减压阀门V8和主换热器A1流道Ⅳ出口相连的通道上还设置有分支管，该分支管与减压阀门V12相连后连接在透平膨胀机12的入口上，透平膨胀机12的出口连接在主换热器B2流道Ⅴ和主换热器A1流道Ⅴ相连的管道上。即在中压氮气出主换热器A1流道IV的出口增加一股物流，经减压阀门V12后送入透平膨胀机12的入口，透平膨胀机12的出口与低压氮气总管相连，在装置启动或冷量不足时，利用透平膨胀机12制取冷量。
[0054] 实施例3：如图3所示，本实施例与实施例1的区别在于：氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点设置在主换热器A1的流道IIA和主换热器B2流道IIB相连的管道，且氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点和氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点之间设置有减压阀门V8A，氢汽提塔塔底蒸发器5进口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器5的进口上，氢汽提塔塔底蒸发器5出口节点通过管道连接在氢汽提塔塔底蒸发器5出口上。即氢汽提塔塔底蒸发器5的热源采用净化气，对于有些场合可以降低循环氮压机11的流量和能耗。
[0055] 实施例4：如图4所示，本实施例与实施例1的区别在于：低温分离器3的出口只有一个液相出口和一个气相出口，低温分离器3的气相出口直接连接在主换热器B2流道ⅢB的入口上，低温分离器3的液相出口连接在低温闪蒸罐4A的中部且在连接的管道上设置有减压阀门V1A，低温闪蒸罐4A顶部的出口连接在主换热器A1流道Ⅰ入口上，低温闪蒸罐4A的底部出口连接在脱氮塔6的中部且在连接的管道上设置有减压阀门V3。即采用低温闪蒸罐4A代替氢汽提塔4，用于对CO和氢的回收率要求不高的场合，可以降低装置的能耗和投资。
[0056] 实施例5：如图5所示，本实施例与实施例1的区别在于：
[0057] 氢汽体塔4底部的液相出口与减压阀门V3相连后连接在脱甲烷塔7中部的入口上，在脱甲烷塔7的上部位置还另外设有脱甲烷塔塔顶冷凝器13，脱甲烷塔塔顶冷凝器13内设有流道ⅠD和流道ⅡD，脱甲烷塔7的底部开有液相出口，脱甲烷塔7液相出口与主换热器B2流道Ⅸ入口相连，主换热器B2流道Ⅸ出口连接在脱甲烷塔7的下部入口上，脱甲烷塔7的顶部开有气相出口，脱甲烷塔气相出口经减压阀门V7后连接在脱氮塔6中部入口上，脱甲烷塔7气相出口和减压阀门V7相连的管道上还连接有分支管，该分支管连接在脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅠD入口上，脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅠD出口再连接在脱甲烷塔7的上部入口。
[0058] 脱氮塔6的顶部设置有气相出口，脱氮塔6气相出口经减压阀门V13后依次连接在主换热器B2流道ⅥB、主换热器A1流道ⅥA上，最后连接在燃料储存器上，在脱氮塔6气相出口和减压阀门B13之间还设置有分支管，该分支管连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅠC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅠC出口连接在脱氮塔上部入口上，脱氮塔6底部开有液相出口，脱氮塔6液相出口经减压阀门V14后连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅡC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅡC出口依次与主换热器B2流道ⅧB、主换热器A1流道ⅧA、CO压缩机10相连后连接在CO产品储存器上，在CO压缩机10和CO产品储存器相连的管道上设置有分支管，该分支管依次经主换热器A1流道ⅦA、主换热器B2流道ⅦB、减压阀门V5后连接在脱氮塔6的下部入口处。
[0059] 液氮储存器经减压阀门V11依次与主换热器B2流道ⅤB、主换热器A1流道ⅤA、循环氮气压缩机11入口相连，在循环氮气压缩机11入口和主换热器A1流道ⅤA相连的管道上设有分支管，该分支管经开关阀门后连接在放空装置上，循环氮气压缩机11出口依次经主换热器A1流道ⅣA、主换热器B2流道ⅣB相连，主换热器B2流道ⅣB出口处的流道有两个支管，其中一个支管经减压阀门V12后连接在脱甲烷塔顶冷凝器13流道ⅡD入口上，脱甲烷塔塔顶冷凝器13流道ⅡD出口连接在液氮储存器和主换热器B2流道ⅤB相连的管道上，另一个支管经减压阀门V10后连接在脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅢC入口上，脱氮塔塔顶冷凝器9流道ⅢC出口同样连接在液氮储存器和主换热器B2流道ⅤB相连的管道上。
[0060] 实施例5采用先脱甲烷再脱氮气的工艺路线，适用于要求CO产品粗脱甲烷、精脱氮气的场合。
[0061] 最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本实用新型的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本实用新型进行了详细的说明，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实用新型各实施例技术方案的范围。
