技术领域
[0001] 本
发明涉及
煤气分离技术领域，特别适用于电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺。
背景技术
[0002] 电石是高耗能、高排放行业。电石生产中，电石炉气是最大污染源。数据显示，目前全国电石生产企业近400家，合计年产量超过1500万吨。每年电石炉排放的废气大约800万吨（二
氧化
碳）、粉尘60万吨，对环境造成极大污染；尤其是电石炉气主要成分为
一氧化碳（75%~90%），全部白白点“天灯”，相当于每年浪费240万吨标准煤，同时排放约1200万吨CO2 。
[0003] 电石炉气经净化提纯后可得到煤化工下游产品发展最重要的两种原料CO和H2，CO和H2属高热值混合气体，不仅可以作为
燃料，还可以用于生产众多化工产品，主要应用领域包括：合成
氨；合成甲醚/二甲醚；羰基合成系列产品（如
醋酸、醋酐、DMF、甲酰胺、
甲酸甲酯、丁二酸、苯乙酸、DMC、丙酸、
丙二酸酯、
乙醇酸、乳酸、
丙烯酸等）；光气系列产品（如TDI、MDI）、氨基甲酸酯系列
农药等；
草酸、草酸酯/乙二醇；甲酸钠（
钾）。电石炉尾气的净化提纯将打开电石炉尾气向煤化工发展的
门户。
[0004] 由于电石炉气中硫、磷、氰、焦油以及大量的
烟尘等杂质的存在，影响了电石炉气的利用。由于没有理想的电石炉气净化回收技术，我国很多厂家只能把炉气防空烧掉，用火炬燃烧后排入大气，既严重污染了大气环境，又造成CO资源的极大浪费。因此
回收利用电石炉尾气对于节约
能源、保护环境、节能减排具有十分重要的意义。
[0005] 要做好电石炉气的综合利用首先是要解决电石炉气的净化问题，而目前电石炉气的净化和利用尚属于国际性的技术难题。实现电石炉气综合利用需要解决的难题：一是炉气的除尘：首先必须除去炉气中的粉尘和少量的焦油，由于炉气
温度高，所含粉尘颗粒度相当于烟尘级，且含有焦油，这给炉气净化带来了困难；二是高浓度CO变换难度大，国内煤
气化技术，如鲁奇、壳牌、清华炉、四
喷嘴加压气化炉等炉气中CO浓度最高也只是60%，而电石炉尾气中CO浓度可达到75%~80%，
现有技术中控制温度多采用绝热炉，会产生飞温现象，为避免飞温现象就必须投入数量较多的炉子，但会造成炉气消耗高，而且投资巨大；三是电石炉尾气中杂质种类多，杂质含量低及成份复杂，炉气中含有乙炔、乙烯、丙烯、丁烯、氯、磷、砷、硫、HCN等杂质，去除要求达到0.1ppm以下，对于低含量杂质的深度净化要求严格、难度大；四是电石炉尾气中硫的种类多且含量低，对低浓度的硫脱除难度较大，电石炉尾气中硫的形态如H2S、COS、CS2、硫醇、硫醚、噻吩等，含量低且要脱除到0.1ppm以下难度大，而
煤气化的
合成气中硫含量较为单一，所以煤气化不用考虑各种杂质问题。综上所述，研究开发经济合理、工艺技术可行的电石炉气净
化成套技术，迫在眉睫。
发明内容
[0006] 本发明的目的在于：提供一种适用于工业规模应用的电石炉气净化变换深度净化用于分离提纯CO与H2的成套工艺技术，将含有各种杂质的电石炉气制成高纯CO气和H2气，使其适用于羰基合成化工产品及发展加氢下游产品。
[0007] 本发明采用的技术方案是：本发明所述的一种电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，包括如下步骤：
[0008] ①
增压：电石炉尾气首先进入
压缩机Ⅰ提升压
力，以保证后续工序的使用；
[0009] ②深度除尘系统：将提升压力后的电石炉尾气送入湿式
除尘器除尘；
[0010] ③变换系统：将除尘后的电石炉尾气送入变换系统，在催化剂A的作用下采用低
水气比、低温变换技术，将部分一氧化碳转变为二氧化碳和氢气；
[0011] ④脱二氧化碳和
脱硫系统：将经变换系统处理后的混合气送入脱二氧化碳和脱硫系统，将混合气中的二氧化碳和含硫组分分离出来，分别释放出二氧化碳和
硫化氢气体，其中二氧化碳气体排出本工艺系统，硫化氢返回至变换系统循环使用；
[0012] ⑤深度净化系统：将脱除二氧化碳和含硫组分的混合气送入深度净化系统，在催化剂B的作用下，利用混合气中的氢气，将混合气中的不饱和健形成饱和键，进一步净化电石炉尾气；
[0013] ⑥变压
吸附系统：将经深度净化系统处理后的混合气送入变压吸附系统，实现一氧化碳、饱和
烃类和氢气的分离，得到含微量饱和烃类一氧化碳气体和高纯度的氢气；
[0014] ⑦脱氢及脱水系统：将经变压吸附系统处理后的含微量饱和烃类一氧化碳气体经压缩机Ⅱ压缩后，进入脱氢及脱水系统，加入氧气使饱和烃类反应生成二氧化碳和水，并除去气体中的水；
[0015] ⑧脱氧、二氧化碳及脱水系统：将经脱氢及脱水系统处理后的含微量饱和烃类一氧化碳气的氧气、二氧化碳和水脱除，得到高纯度的一氧化碳气体。
[0016] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤①中，经压缩机Ⅰ后电石炉尾气的压力提升至0Mpa ~2.0Mpa。
[0017] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤②深度除尘系统包括依次相连接的缓冲罐、湿式除尘器、气液分离器和
过滤器；提升压力后的电石炉尾气经缓冲罐后进入湿式除尘器除尘，出湿式除尘器的电石炉尾气气液混合物经气液分离器分离含尘水滴，再经过滤器过滤除去未被分离的细小含尘液滴，然后将除尘后的电石炉尾气送出深度除尘系统。
[0018] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，湿式除尘器为文丘里洗涤器。
[0019] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，过滤器为
焦炭过滤器。
[0020] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，经深度除尘系统处3
理后气体含尘量至8mg/m以下。
[0021] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤③变换系统包括依次相连接的除
油炉、净化炉、
热交换器Ⅰ、除氧炉、第一增湿器、预变换炉、主变换炉、汽包、第二增湿器、第二变换炉、热交换器Ⅱ、第三变换炉和热交换器Ⅲ；除尘后的电石炉尾气首先依次进入除油炉及净化炉，除油、脱磷、脱氯、脱氟，再进入热交换器Ⅰ升温后配少量
蒸汽后进入除氧炉，在除氧炉中装有脱砷剂、
脱氧剂，除去电石炉尾气中的杂质砷及氧；除氧炉出口电石炉尾气经第一增湿器上段喷水降温后，进入预变换炉上段低温加氢进行CO变换；然后进第一增湿器下段喷水并添加蒸汽后，气体降温至220℃进入预变换炉下段，然后进入主变换炉进行变换反应；主变换炉出口变换气温度210℃~230℃，工艺气中CO含量控制在25%~35%，通过调节水汽比来控制；主变换炉出口变换气经过第二增湿器喷脱盐水并添加蒸汽后，进入第二变换炉上段经催化剂作用进行变换反应，第二变换炉上段出口变换气
温度控制在250℃~320℃，再进入第二变换炉下段经高温加氢催化剂作用，出第二变换炉下段变换气温度控制在280℃~320℃，经
过热交换器Ⅱ回收
能量后，进入第三变换炉进行变换反应，将出第二变换炉变换气中所含的水蒸气与CO进一步反应，以达到节能减排的目的，并且控制CO浓度达到指标要求；出第三变换炉的变换气经过热交换器Ⅲ后进入电石炉气净化的下一工段。变换系统采用等温变换技术，主变换炉为等温变换炉，预变炉、第一变换炉、第二变换炉为绝热炉。
[0022] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，经热交换器Ⅰ后电石炉气被加热至190℃~220℃。
[0023] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，加氢变换过程温度控制在180℃~222℃。
[0024] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，保证变换系统中硫3 3
含量在45 mg/Nm ~300mg/Nm之间。
[0025] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，变换系统加氢变换过程使用的催化剂A为钴钼钾系催化剂。
[0026] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，变换系统加氢变换过程的水汽比控制在0.2以内，这里水汽比指体积比。
[0027] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤④脱二氧化碳和脱硫系统包括如下步骤：吸收、降压、升温、解析，吸收过程使用的吸收液为MDEA溶液；变换系统处理后的混合气经过MDEA溶液吸收CO2和H2S气体，分离气体，降压、升温解析二氧化碳和硫化氢气体，同时再利用MDEA溶液吸收硫化氢气体，未吸收的二氧化碳气体排出系统，然后升温解析出含有大量硫化氢气体的二氧化碳气体，产生的硫化氢气体返回至变换系统进行循环利用。
[0028] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤⑤深度净化系统包括依次相连接的
水解热交换器、水解塔、精脱硫热交换器、精脱硫塔、深度净化炉、加氢反应器和加氢热交换器；经脱二氧化碳和脱硫系统处理后的混合气经水解热交换器加热至80℃~90℃后进入水解塔，将微量的COS通过催化剂B的作用，与气体中的水产生反应，转化成易于脱除的H2S，然后再经精脱硫热交换器加热约110℃-120℃，返回进入精脱硫塔进行H2S的精脱除，精脱硫塔出口的气体直接进入深度净化炉，以进一步脱除气体中的微量磷和羰基金属等有害成分，之后进入加氢反应器进行不饱和烃的加氢反应，达到去除不饱和烃的目的，加氢反应后的热气体送往精脱硫热交换器和水解热交换器回收热量再经过加氢热交换器冷却后送往变压吸附系统。
[0029] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，深度净化系统使用的催化剂B为钯系催化剂。
[0030] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，深度净化系统压力控制在0Mpa ~2.0Mpa。
[0031] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤⑥变压吸附系统包括依次相连的一氧化碳吸附床、氢气吸附床、一氧化碳压缩机、脱氢反应器、脱水吸附床、脱氧反应器、脱水和二氧化碳吸附床；经深度净化处理后的混合气经脱水后进入一氧化碳吸附床、氢气吸附床，脱除惰性气体，并分离出氢气与含微量饱和烃的一氧化碳气体两种气体，其中惰性气体和氢气送出系统外，一氧化碳气经一氧化碳压缩机压缩后，进入脱氢反应器，在脱氢反应器内过量的氧气与饱和烃类反应生成二氧化碳和水，然后通过脱水吸附床除去气体中的水，含少量氧气、二氧化碳的一氧化碳气体进入脱氧反应器，发生一氧化碳与氧气生成二氧化碳的反应脱除氧气，脱氧后的气体进入脱水和二氧化碳吸附床脱除二氧化碳和进一步除去水，净化后的高纯一氧化碳气送出本系统。
[0032] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，其步骤⑦脱氢及脱水系统包括依次相连的压缩机Ⅱ、脱氢换热器、脱氢反应器、脱氢水冷器、脱氢干燥系统、脱氧换热器、脱氧反应器、脱氧水冷器、脱氧干燥分离系统；经变压吸附系统处理后得到的含微量饱和烃的一氧化碳气经压缩机Ⅱ压缩后，通过脱氢换热器将一氧化碳气升温至185~195℃，并与加入氧气进行混合，加入氧气的量通过一氧化碳流量与气体中含氢物质的组分分析结果计算，并
自动调节加入，混合后的气体进入装有钯催化剂的脱氢反应器中，将其中的含氢物质与氧气进行反应生成水蒸气和二氧化碳，然后气体通过脱氢水冷器将温度降低到0~40℃，再进入脱氢干燥系统，将气体中的水份脱除，干燥后的一氧化碳气体送入脱氧换热器，将气体温度加热至180~200℃后，送入装有钯催化剂的脱氧反应器，将气体中的氧气与一氧化碳反应生成二氧化碳气体，送入脱氧水冷器中降温到0~40℃后再进入脱氧干燥分离系统中，脱除分离其中的二氧化碳和部分水份，脱除分离后的一氧化碳气体中氢含量为0~80ppm、氧含量为0~30ppm、二氧化碳含量为0~100ppm、水份含量为0~100ppm。
[0033] 所述的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺，在脱氧换热器出口设置在线氢气浓度分析仪，分析一氧化碳气中氢气的浓度，当氢气浓度小于等于1000ppm时，通入小流量氧气，控制流量比值为1000:1；当氢气浓度大于1000ppm时，通入大流量氧气，控制流量比值为500:1，这里流量比指氧气进入系统的总物质的量与一氧化碳气体重氢气的总物质的量。
[0034] 本发明的有益效果：本发明首次提出能工业规模化的、高纯度的电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的成套工艺技术，可处理含各种杂质的电石炉气，解决了以下3
问题：一是采用深度除尘系统使处理后气体含尘量达到8mg/m以下；二是采用等温变换炉控制温度，解决了高浓度CO变换难的问题，且变换产生的热量可以有效控制，不会出现飞温现象，并能有效抑制甲烷化，CO出口浓度控制方便；三是经各系统处理后杂质含量可达到生产需要；四是低浓度硫的脱除可达到生产需要，并能实现在原料气中补硫，抑制化的发生。具有CO和H2收率高，装置运行稳定，可靠性高、热量利用率高的特点，达到了工业排放气有效回收利用、减少环境污染、节能减排、变废为宝的效果，净化后的尾气能够有效满足化工生产企业对原料的要求，产生了较好的经济效益和社会效益。本发明可使用于煤气分离技术领域，特别适用于电石炉气变换深度净化用于分离提纯CO与H2的工艺。
[0037] 图2为图1中深度除尘系统工艺
流程图；
[0038] 图3为图1中变换系统工艺流程图；
[0039] 图4为图1中深度净化系统工艺流程图；
[0040] 图5为图1中变压吸附系统工艺流程图。
[0041] 图1-5中，1为压缩机Ⅰ、2为压缩机Ⅱ、3为压缩机Ⅲ、4为缓冲罐、5为气液分离器、6为过滤器、7为文丘里洗涤器、8为
柱塞泵、9为除油炉、10为净化炉、11为热交换器Ⅰ、12为除氧炉、13为第一增湿器、14为预变换炉、15为汽包、16为主变换炉、17为第二增湿器、18为第二变换炉、19为第三变换炉、20为热交换器Ⅲ、21为热交换器Ⅱ、22为水解热交换器、23为水解塔、24为精脱硫塔、25为深度净化炉、26为加氢反应器、27为加氢热交换器、
28为精脱硫热交换器、29为氢气吸附床、30为一氧化碳吸附床、31为一氧化碳压缩机、32为脱氢反应器、33为脱水吸附床、34为脱氧反应器、35为脱水和二氧化碳吸附床。
[0042] 具体实施方式：
[0043] 参照附图1-5，本
实施例包括如下步骤：
[0044] ①增压：电石炉尾气首先进入压缩机Ⅰ1提升压力，以保证后续工序的使用；
[0045] ②深度除尘系统：将提升压力后的电石炉尾气送入湿式除尘器除尘；
[0046] ③变换系统：将除尘后的电石炉尾气送入变换系统，在催化剂A的作用下采用低水气比、低温变换技术，将部分一氧化碳转变为二氧化碳和氢气；
[0047] ④脱二氧化碳和脱硫系统：将经变换系统处理后的混合气送入脱二氧化碳和脱硫系统，将混合气中的二氧化碳和含硫组分分离出来，分别释放出二氧化碳和硫化氢气体，其中二氧化碳气体排出本工艺系统，硫化氢返回至变换系统循环使用；
[0048] ⑤深度净化系统：将脱除二氧化碳和含硫组分的混合气送入深度净化系统，在催化剂B的作用下，利用混合气中的氢气，将混合气中的不饱和健形成饱和键，进一步净化电石炉尾气；
[0049] ⑥变压吸附系统：将经深度净化系统处理后的混合气送入变压吸附系统，实现一氧化碳、饱和烃类和氢气的分离，得到含微量饱和烃类一氧化碳气体和高纯度的氢气；
[0050] ⑦脱氢及脱水系统：将经变压吸附系统处理后的含微量饱和烃类一氧化碳气体经压缩机Ⅱ2压缩后，进入脱氢及脱水系统，加入氧气使饱和烃类反应生成二氧化碳和水，并除去气体中的水；
[0051] ⑧脱氧、二氧化碳及脱水系统：将经脱氢及脱水系统处理后的含微量饱和烃类一氧化碳气的氧气、二氧化碳和水脱除，得到高纯度的一氧化碳气体。
[0052] 另一实施例不同之处在于步骤①中，经压缩机Ⅰ后电石炉尾气的压力提升至1.0Mpa。
[0053] 另一实施例不同之处在于步骤①中，经压缩机Ⅰ后电石炉尾气的压力提升至2.0Mpa。
[0054] 另一实施例不同之处在于步骤②深度除尘系统包括依次相连接的缓冲罐4、湿式除尘器、气液分离器5和过滤器6；经压缩机Ⅲ3提升压力后的电石炉尾气经缓冲罐后进入湿式除尘器除尘，出湿式除尘器的电石炉尾气气液混合物经气液分离器分离含尘水滴，再经过滤器过滤除去未被分离的细小含尘液滴，然后将除尘后的电石炉尾气送出深度除尘系统。
[0055] 另一实施例不同之处在于湿式除尘器为文丘里洗涤器7。
[0056] 另一实施例不同之处在于过滤器为焦炭过滤器。
[0057] 另一实施例不同之处在于经深度除尘系统处理后气体含尘量至8mg/m3。
[0058] 另一实施例不同之处在于经深度除尘系统处理后气体含尘量至6mg/m3以下。
[0059] 另一实施例不同之处在于经深度除尘系统处理后气体含尘量至2mg/m3以下。
[0060] 另一实施例不同之处在于步骤③变换系统包括依次相连接的除油炉9、净化炉10、热交换器Ⅰ11、除氧炉12、第一增湿器13、预变换炉14、主变换炉16、汽包15、第二增湿器17、第二变换炉18、热交换器Ⅱ21、第三变换炉19和热交换器Ⅲ20；除尘后的电石炉尾气首先依次进入除油炉及净化炉，除油、脱磷、脱氯、脱氟，再进入热交换器Ⅰ升温后配少量蒸汽后进入除氧炉，在除氧炉中装有脱砷剂、脱氧剂，除去电石炉尾气中的杂质砷及氧；
除氧炉出口电石炉尾气经第一增湿器上段喷水降温后，进入预变换炉上段低温加氢进行CO变换；然后进第一增湿器下段喷水并添加蒸汽后，气体降温至220℃进入预变换炉下段，然后进入主变换炉进行变换反应；主变换炉出口变换气温度210℃，工艺气中CO含量控制在
25%，通过调节水汽比来控制；主变换炉出口变换气经过第二增湿器喷脱盐水并添加蒸汽后，进入第二变换炉上段经催化剂作用进行变换反应，第二变换炉上段出口变换气温度控制在250℃，再进入第二变换炉下段经高温加氢催化剂作用，出第二变换炉下段变换气温度控制在280℃，经过热交换器Ⅱ回收能量后，进入第三变换炉进行变换反应，将出第二变换炉变换气中所含的水蒸气与CO进一步反应，以达到节能减排的目的，并且控制CO浓度达到指标要求；出第三变换炉的变换气经过热交换器Ⅲ后进入电石炉气净化的下一工段。
[0061] 另一实施例不同之处在于步骤③变换系统包括依次相连接的除油炉、净化炉、热交换器Ⅰ、除氧炉、第一增湿器、预变换炉、主变换炉、汽包、第二增湿器、第二变换炉、热交换器Ⅱ、第三变换炉和热交换器Ⅲ；除尘后的电石炉尾气首先依次进入除油炉及净化炉，除油、脱磷、脱氯、脱氟，再进入热交换器Ⅰ升温后配少量蒸汽后进入除氧炉，在除氧炉中装有脱砷剂、脱氧剂，除去电石炉尾气中的杂质砷及氧；除氧炉出口电石炉尾气经第一增湿器上段喷水降温后，进入预变换炉上段低温加氢进行CO变换；然后进第一增湿器下段喷水并添加蒸汽后，气体降温至220℃进入预变换炉下段，然后进入主变换炉进行变换反应；主变换炉出口变换气温度220℃，工艺气中CO含量控制在30%，通过调节水汽比来控制；主变换炉出口变换气经过第二增湿器喷脱盐水并添加蒸汽后，进入第二变换炉上段经催化剂作用进行变换反应，第二变换炉上段出口变换气温度控制在300℃，再进入第二变换炉下段经高温加氢催化剂作用，出第二变换炉下段变换气温度控制在300℃，经过热交换器Ⅱ回收能量后，进入第三变换炉进行变换反应，将出第二变换炉变换气中所含的水蒸气与CO进一步反应，以达到节能减排的目的，并且控制CO浓度达到指标要求；出第三变换炉的变换气经过热交换器Ⅲ后进入电石炉气净化的下一工段。
[0062] 另一实施例不同之处在于步骤③变换系统包括依次相连接的除油炉、净化炉、热交换器Ⅰ、除氧炉、第一增湿器、预变换炉、主变换炉、汽包、第二增湿器、第二变换炉、热交换器Ⅱ、第三变换炉和热交换器Ⅲ；除尘后的电石炉尾气首先依次进入除油炉及净化炉，除油、脱磷、脱氯、脱氟，再进入热交换器Ⅰ升温后配少量蒸汽后进入除氧炉，在除氧炉中装有脱砷剂、脱氧剂，除去电石炉尾气中的杂质砷及氧；除氧炉出口电石炉尾气经第一增湿器上段喷水降温后，进入预变换炉上段低温加氢进行CO变换；然后进第一增湿器下段喷水并添加蒸汽后，气体降温至220℃进入预变换炉下段，然后进入主变换炉进行变换反应；主变换炉出口变换气温度230℃，工艺气中CO含量控制在35%，通过调节水汽比来控制；主变换炉出口变换气经过第二增湿器喷脱盐水并添加蒸汽后，进入第二变换炉上段经催化剂作用进行变换反应，第二变换炉上段出口变换气温度控制在320℃，再进入第二变换炉下段经高温加氢催化剂作用，出第二变换炉下段变换气温度控制在320℃，经过热交换器Ⅱ回收能量后，进入第三变换炉进行变换反应，将出第二变换炉变换气中所含的水蒸气与CO进一步反应，以达到节能减排的目的，并且控制CO浓度达到指标要求；出第三变换炉的变换气经过热交换器Ⅲ后进入电石炉气净化的下一工段。
[0063] 另一实施例不同之处在于经热交换器Ⅰ后电石炉气被加热至190℃。
[0064] 另一实施例不同之处在于经热交换器Ⅰ后电石炉气被加热至210℃。
[0065] 另一实施例不同之处在于经热交换器Ⅰ后电石炉气被加热至220℃。
[0066] 另一实施例不同之处在于加氢变换过程温度控制在180℃。
[0067] 另一实施例不同之处在于加氢变换过程温度控制在220℃。
[0068] 另一实施例不同之处在于加氢变换过程温度控制在222℃。。
[0069] 另一实施例不同之处在于保证变换系统中硫含量在45 mg/Nm3。
[0070] 另一实施例不同之处在于保证变换系统中硫含量在180mg/Nm3之间。
[0071] 另一实施例不同之处在于保证变换系统中硫含量在300mg/Nm3之间。
[0072] 另一实施例不同之处在于变换系统加氢变换过程使用的催化剂A为钴钼钾系催化剂。
[0073] 另一实施例不同之处在于变换系统加氢变换过程的水汽比控制在0.2。
[0074] 另一实施例不同之处在于变换系统加氢变换过程的水汽比控制在0.1。
[0075] 另一实施例不同之处在于步骤④脱二氧化碳和脱硫系统包括如下步骤：吸收、降压、升温、解析，吸收过程使用的吸收液为MDEA溶液；变换系统处理后的混合气经过MDEA溶液吸收CO2和H2S气体，分离气体，降压、升温解析二氧化碳和硫化氢气体，同时再利用MDEA溶液吸收硫化氢气体，未吸收的二氧化碳气体排出系统，然后升温解析出含有大量硫化氢气体的二氧化碳气体，产生的硫化氢气体返回至变换系统进行循环利用。
[0076] 另一实施例不同之处在于步骤⑤深度净化系统包括依次相连接的水解热交换器22、水解塔23、精脱硫热交换器28、精脱硫塔24、深度净化炉25、加氢反应器26和加氢热交换器27；经脱二氧化碳和脱硫系统处理后的混合气经水解热交换器加热至80℃后进入水解塔，将微量的COS通过催化剂B的作用，与气体中的水产生反应，转化成易于脱除的H2S，然后再经精脱硫热交换器加热约110℃，返回进入精脱硫塔进行H2S的精脱除，精脱硫塔出口的气体直接进入深度净化炉，以进一步脱除气体中的微量磷和羰基金属等有害成分，之后进入加氢反应器进行不饱和烃的加氢反应，达到去除不饱和烃的目的，加氢反应后的热气体送往精脱硫热交换器和水解热交换器回收热量再经过加氢热交换器冷却后送往变压吸附系统。
[0077] 另一实施例不同之处在于步骤⑤深度净化系统包括依次相连接的水解热交换器、水解塔、精脱硫热交换器、精脱硫塔、深度净化炉、加氢反应器和加氢热交换器；经脱二氧化碳和脱硫系统处理后的混合气经水解热交换器加热至90℃后进入水解塔，将微量的COS通过催化剂B的作用，与气体中的水产生反应，转化成易于脱除的H2S，然后再经精脱硫热交换器加热约120℃，返回进入精脱硫塔进行H2S的精脱除，精脱硫塔出口的气体直接进入深度净化炉，以进一步脱除气体中的微量磷和羰基金属等有害成分，之后进入加氢反应器进行不饱和烃的加氢反应，达到去除不饱和烃的目的，加氢反应后的热气体送往精脱硫热交换器和水解热交换器回收热量再经过加氢热交换器冷却后送往变压吸附系统。
[0078] 另一实施例不同之处在于深度净化系统使用的催化剂B为钯系催化剂。
[0079] 另一实施例不同之处在于深度净化系统压力控制在1Mpa。
[0080] 另一实施例不同之处在于深度净化系统压力控制在2.0Mpa。
[0081] 另一实施例不同之处在于步骤⑥变压吸附系统包括依次相连的一氧化碳吸附床30、氢气吸附床29、一氧化碳压缩机31、脱氢反应器32、脱水吸附床33、脱氧反应器34、脱水和二氧化碳吸附床35；经深度净化处理后的混合气经脱水后进入一氧化碳吸附床、氢气吸附床，脱除惰性气体，并分离出氢气与含微量饱和烃的一氧化碳气体两种气体，其中惰性气体和氢气送出系统外，一氧化碳气经一氧化碳压缩机压缩后，进入脱氢反应器，在脱氢反应器内过量的氧气与饱和烃类反应生成二氧化碳和水，然后通过脱水吸附床除去气体中的水，含少量氧气、二氧化碳的一氧化碳气体进入脱氧反应器，发生一氧化碳与氧气生成二氧化碳的反应脱除氧气，脱氧后的气体进入脱水和二氧化碳吸附床脱除二氧化碳和进一步除去水，净化后的高纯一氧化碳气送出本系统。
[0082] 另一实施例不同之处在于步骤⑦脱氢及脱水系统包括依次相连的压缩机Ⅱ、脱氢换热器、脱氢反应器、脱氢水冷器、脱氢干燥系统、脱氧换热器、脱氧反应器、脱氧水冷器、脱氧干燥分离系统；经变压吸附系统处理后得到的含微量饱和烃的一氧化碳气经压缩机Ⅱ压缩后，通过脱氢换热器将一氧化碳气升温至195℃，并与加入氧气进行混合，加入氧气的量通过一氧化碳流量与气体中含氢物质的组分分析结果计算，并自动调节加入，混合后的气体进入装有钯催化剂的脱氢反应器中，将其中的含氢物质与氧气进行反应生成水蒸气和二氧化碳，然后气体通过脱氢水冷器将温度降低到30℃，再进入脱氢干燥系统，将气体中的水份脱除，干燥后的一氧化碳气体送入脱氧换热器，将气体温度加热至200℃后，送入装有钯催化剂的脱氧反应器，将气体中的氧气与一氧化碳反应生成二氧化碳气体，送入脱氧水冷器中降温到40℃后再进入脱氧干燥分离系统中，脱除分离其中的二氧化碳和部分水份，脱除分离后的一氧化碳气体中氢含量为80ppm、氧含量为30ppm、二氧化碳含量为100ppm、水份含量为100ppm。
[0083] 另一实施例不同之处在于步骤⑦脱氢及脱水系统包括依次相连的压缩机Ⅱ、脱氢换热器、脱氢反应器、脱氢水冷器、脱氢干燥系统、脱氧换热器、脱氧反应器、脱氧水冷器、脱氧干燥分离系统；经变压吸附系统处理后得到的含微量饱和烃的一氧化碳气经压缩机Ⅱ压缩后，通过脱氢换热器将一氧化碳气升温至190℃，并与加入氧气进行混合，加入氧气的量通过一氧化碳流量与气体中含氢物质的组分分析结果计算，并自动调节加入，混合后的气体进入装有钯催化剂的脱氢反应器中，将其中的含氢物质与氧气进行反应生成水蒸气和二氧化碳，然后气体通过脱氢水冷器将温度降低到25℃，再进入脱氢干燥系统，将气体中的水份脱除，干燥后的一氧化碳气体送入脱氧换热器，将气体温度加热至190℃后，送入装有钯催化剂的脱氧反应器，将气体中的氧气与一氧化碳反应生成二氧化碳气体，送入脱氧水冷器中降温到30℃后再进入脱氧干燥分离系统中，脱除分离其中的二氧化碳和部分水份，脱除分离后的一氧化碳气体中氢含量为60ppm、氧含量为20ppm、二氧化碳含量为80ppm、水份含量为70ppm。
[0084] 另一实施例不同之处在于在脱氧换热器出口设置在线氢气浓度分析仪，分析一氧化碳气中氢气的浓度，当氢气浓度为1000ppm时，通入小流量氧气，控制流量比值为1000:1；当氢气浓度为1200ppm时，通入大流量氧气，控制流量比值为500:1。
[0085] 另一实施例不同之处在于在脱氧换热器出口设置在线氢气浓度分析仪，分析一氧化碳气中氢气的浓度，当氢气浓度为8000ppm时，通入小流量氧气，控制流量比值为1000:1；当氢气浓度为1500ppm时，通入大流量氧气，控制流量比值为500:1。
[0086] 另一实施例不同之处在于在脱氧换热器出口设置在线氢气浓度分析仪，分析一氧化碳气中氢气的浓度，当氢气浓度为500ppm时，通入小流量氧气，控制流量比值为1000:1；当氢气浓度为2000ppm时，通入大流量氧气，控制流量比值为500:1。
