技术领域
[0001] 本
发明涉及液体二氧化碳的制备装置和方法，尤其是涉及一种食品级高纯度液体二氧化碳的节能型的制备装置和方法。
背景技术
[0002] 二氧化碳被广泛应用于化工、机械、食品、农业、医药、
烟草、消防等行业，不仅用途广泛，其需求量也日益增大，开发应用前景广阔。在我国的二氧化碳生产中，大都集中于机械、
冶金等非化工行业，生产规模小，设备配套差，造成了产品
质量低、
能量消耗大，市场能
力小。
[0003] 生产液体CO2的原料气来源主要有高温
煅烧石灰石过程中产生的CO2、酒精生产的
发酵过程中产生的CO2及合成
氨尾气、
煤制气
脱碳过程中产生的富CO2气等，这些气体中CO2浓度虽然比较高，但均存在压力低、杂质成分复杂等特点，无论是高压法、高中低压法、低温低压法生产液体二氧化碳，上述原料气都要经
净化除杂、干燥、压缩等工序处理，而气体压缩过程的能耗占比又较大，造成生产液体CO2产品的装置投资及能耗偏高。
[0004] 现代煤化工将固体的煤经
气化炉制得
合成气，再以合成气为原料制取甲醇、
天然气、合成油等产品，随着气化技术的不同，由气化制得的合成气的压力一般为3.5MPa(G)～6.5MPa(G)。目前的煤化工装置中大都将合成气经
脱硫脱碳装置将硫化物及CO2从合成气中分离，在脱硫脱碳装置得到压力极低的高浓度CO2，这部分气体要么直接排放，要么还需要进一步脱硫、净化、加压、降温来生产液体CO2。在现代煤化工产业链中，存在高压、富含二氧化碳的中间产品，同时现代煤化工装置规模都很大，如能将这部分高压的中间产品气中的CO2气体部分
液化制得液体CO2产品，其产品规模也非常巨大，并可省去目前液体CO2生产过程中气体压缩的能耗。
发明内容
[0005] 本发明的目的就是为了克服上述
现有技术存在的
缺陷，针对现代煤化工生产过程中及其他工业生产过程中的高压、无硫、富CO2的气体，提供一种制备高纯度液体二氧化碳的节能型装置和方法。
[0006] 本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
[0007] 一种制备高纯度液体二氧化碳的方法，包括以下步骤：
[0008] (a)原料气经
冷凝器部分冷凝后进入气液分离罐进行气液分离，其中，不凝性气体从顶部气相出口排出至下游脱碳装置，冷凝液从底部液相出口送入CO2提纯塔提纯精制；
[0009] (b)CO2提纯塔的塔顶气相经第一换热器回收冷量后送入
压缩机，经压缩机提压后与不凝性气体合并送入下游脱碳装置，塔底液相CO2送入闪蒸罐进一步闪蒸提浓；
[0010] (c)闪蒸罐底部获得高纯液体CO2产品，经第四换热器
过冷后送出，顶部闪蒸气由第三换热器回收冷量后排出。
[0011] 步骤(a)中所述的原料气的压力为2MPa(G)～10MPa(G)，优选的，压力为3MPa(G)～8.5MPa(G)；原料气中CO2含量为35％～85％，优选的，CO2含量为50％～75％。
[0012] 所述的原料气经过净化除杂系统处理后再进入冷凝器。
[0013] 步骤(a)中原料气经冷凝器冷却后的
温度为0℃～-56℃，优选为-5℃～-40℃。
[0014] 步骤(b)中CO2提纯塔塔顶压力为0.5MPa(G)～6MPa(G)，温度为-15℃～-56℃；
[0015] CO2提纯塔塔底压力为0.5MPa(G)～6MPa(G)，温度为25℃～-50℃。
[0016] 步骤(c)中闪蒸罐的压力为0.5MPa(G)～6MPa(G)，温度为10℃～-56℃。
[0017] 原料气净化除杂的方法包括，但不限于采用分子筛吸收、
活性氧化
铝、
硅胶、甘醇溶液、
离子液体吸收及催化氧化等方法，其净化器可以采用一系列或多系列布置。
[0018] 原料气在冷凝器中冷却过程中冷量的来源可以采用氨或丙烯等制冷剂提供冷量，也可以单独或同时采用：提纯塔的
再沸器提供冷量，低温甲醇洗装置脱硫脱碳塔塔顶的净化气、CO2产品气及气提塔塔顶的放空尾气等提供冷量。
[0019] 一种制备高纯度液体二氧化碳的节能型装置，包括：
[0020] 冷凝器：其进口连接原料气；
[0021] 气液分离罐：其进口连接冷凝器出口，顶部气相出口连接外部管路；
[0022] CO2提纯塔：其进口连接所述气液分离罐的底部液相出口，CO2提纯塔的顶部气相出口依次连接第一换热器和外部管路，底部液相出口处设有返回CO2提纯塔底部的再沸支路，在再沸支路上设有第二换热器；
[0023] 压缩机：设置在第一换热器和外部管路之间；
[0024] 闪蒸罐：其进口还连接所述CO2提纯塔的底部液相出口，闪蒸罐的顶部气相出口依次连接第三换热器和外部管路，底部液相出口连接第四换热器并输出高纯液体二氧化碳产品。
[0025] 在所述的冷凝器进口与原料气之间还设有净化除杂系统。
[0026] 所述的净化除杂系统的出口连接第二换热器的热侧进口，第二换热器的热侧出口连接至所述冷凝器的进口。
[0027] 所述的气液分离罐的底部液相出口与CO2提纯塔的进口之间还设有第一减压
阀。
[0028] 所述的闪蒸罐的顶部气相出口与第三换热器之间还设有第二减压阀。
[0029] 闪蒸罐进口与CO2提纯塔的底部液相出口之间还设有第三减压阀。
[0030] 与现有技术相比，本发明具有以下优点：
[0031] (1)充分利用了现代煤化工等产生的高压中间CO2产品，并将其制成液体CO2产品，省去了目前液体CO2生产过程中气体压缩的能耗。
[0032] (2)本发明充分利用了各制备过程中的热量和冷量，最大化的节省了制备液体CO2产品的能耗。
[0033] (3)整套装置结构相对简单，同时可以有效的接入现代煤化工装置中，环保节能效果优异。此外，最后输出的CO2产品的浓度可达到99.99％以上，达到食品级二氧化碳的质量要求。
附图说明
[0034] 图1为本发明的装置结构示意图一；
[0035] 图2为本发明的装置结构示意图二；
[0036] 图中，1-原料气，2-净化除杂系统，3-冷凝器，4-气液分离罐，5-第一减压阀，6-第一换热器，7-压缩机，8-CO2提纯塔，9-第二换热器，10-第三减压阀，11-第二减压阀，12-第三换热器，13-闪蒸罐，14-第四换热器。
具体实施方式
[0037] 下面结合附图和具体
实施例对本发明进行详细说明。
[0038] 实施例1
[0039] 一种节能型的制备高浓度液体二氧化碳的装置，其结构如图2所示，包括：净化除杂系统2、冷凝器3、气液分离罐4、CO2提纯塔8、压缩机7、闪蒸罐13、第一换热器6、第二换热器9、第三换热器12和第四换热器14。所述原料气1连接到净化除杂系统2进口，净化除杂系统2出口连接至第二换热器9热侧进口，第二换热器9热侧出口连接至冷凝器3进口，冷凝器3出口连接至气液分离罐4进口，气液分离罐4底部液相出口依次连接第一减压阀5和CO2提纯塔8进口，CO2提纯塔8顶部气相出口连接至第一换热器6进口，第一换热器6出口连接至压缩机7进口，CO2提纯塔8底部液相出口连接至闪蒸罐13进口，CO2提纯塔8底部液相出口与闪蒸罐13进口之间还设有第三减压阀10，闪蒸罐13顶部气相出口依次连接第二减压阀11和第三换热器12，闪蒸罐13底部液相出口连接至第四换热器14，气液分离罐4顶部气相出口和压缩机7出口连接至下游脱碳装置。
[0040] 本实施例中原料气1的温度为40℃，压力3.1MPa(G)，流量为162kNm3/h，原料气1中各组分的浓度分别为CO2：68％，CH4：31.33％，H2：0.18％，N2：0.35％，Ar：0.14％。原料气1经净化除杂系统2脱除原料气1中的
水、甲醇等微量杂质成分，净化后的原料气1与第二换热器9相连通，由CO2提纯塔8底物流提供冷量，初步冷却后与冷凝器3相连通，经进一步冷却后的净化气进入气液分离罐4气液分离，气液分离罐4顶部的不凝气输送入下游脱碳装置。气液分离罐4底部冷凝的部分液体CO2与第一减压阀5相连通，经减压后经入料口送入CO2提纯塔
8，CO2提纯塔8顶设有排气口，排气口与第一换热器6相连通，CO2提纯塔8顶部气相经第一换热器6回收冷量后与压缩机7相连通，经压缩机7提压后与不凝气连通，合并后的物料送入下游脱碳装置。
[0041] CO2提纯塔8塔底第二换热器9由原料气1提供热源，CO2提纯塔8塔底设有一液相排出口，其与第三减压阀10相连通，CO2提纯塔8塔底液相CO2经第三减压阀10减压后送入闪蒸罐13进一步闪蒸提浓。闪蒸罐13底部液相出口与第四换热器14相连通，在闪蒸罐13底部获得高浓度的液体CO2产品，液体产品CO2经第四换热器14过冷后送出界区。闪蒸罐13顶部出口与第二减压阀11相连通，闪蒸气经第二减压阀11减压并经第三换热器12回收冷量后送出界区。
[0042] 本实施例中，所述原料气1净化除杂过程的方法，可以采用分子筛、活性氧化铝、硅胶、甘醇溶液及离子液体等干燥脱水，其净化器可以采用一系列或多系列布置。
[0043] 本实施例中，所述净化后的原料气1经冷凝器3冷却后的温度为-35℃，CO2提纯塔8操作压力为2MPa(G)，温度为-15℃～-45℃。
[0044] 本实施例中，不凝气体中仍含有未液化的CO2气体，此部分气体送入下游脱碳装置继续脱碳处理。
[0045] 本实施例中，闪蒸罐13的操作压力为1.5MPa(G)，温度为-26℃。
[0046] 本实施例中采用本发明制备的液体二氧化碳的流量为126t/h，二氧化碳的纯度达到99.99％以上，达到食品级二氧化碳的质量要求。
[0047] 实施例2
[0048] 本实施例中原料气1的温度为40℃，压力5.5MPa(G)，流量为180kNm3/h，原料气1中各组分的浓度分别为CO2：66.7％，CH4：32.7％，H2：0.16％，N2：0.24％，Ar：0.2％。原料气1经净化除杂系统2脱除原料气1中的水、甲醇等微量杂质成分，净化后的原料气1与第二换热器9相连通，由CO2提纯塔8底物流提供冷量，初步冷却后与冷凝器3相连通，经进一步冷却后的净化气进入气液分离罐4气液分离，气液分离罐4顶的不凝气输送入下游装置。气液分离罐4底部冷凝的部分液体CO2与第一减压阀5相连通，经减压后经入料口送入CO2提纯塔8，CO2提纯塔8顶设有排气口，排气口与第一换热器6相连通，CO2提纯塔8顶气相经第一换热器6回收冷量后与压缩机7相连通，经压缩机7提压后与不凝气连通，合并后的物料送入下游装置。
[0049] CO2提纯塔8塔底的第二换热器9由原料气1提供热源，CO2提纯塔8塔底设有一液相排出口，其与第三减压阀10相连通，CO2提纯塔8塔底液相CO2经第三减压阀10减压后送入闪蒸罐13进一步闪蒸提浓。闪蒸罐13底部液相出口与第四换热器14相连通，在闪蒸罐13底部获得高浓度的液体CO2产品，液体产品CO2经第四换热器14过冷后送出界区。闪蒸罐13顶部出口与第二减压阀11相连通，闪蒸气经第二减压阀11减压并经第三换热器12回收冷量后送出界区。
[0050] 本实施例中，所述原料气1净化除杂过程的方法，可以采用分子筛、活性氧化铝、硅胶、甘醇溶液及离子液体等干燥脱水，其净化器可以采用一系列或多系列布置。
[0051] 本实施例中，所述净化后的原料气1经冷凝器3冷却后的温度为-15℃，CO2提纯塔8操作压力为3MPa(G)，温度为-1℃～-35℃。
[0052] 本实施例中，不凝气体中仍含有未液化的CO2气体，此部分气体送入下游脱碳装置继续脱碳处理。
[0053] 本实施例中，闪蒸罐13的操作压力为2.5MPa(G)，温度为-11℃。
[0054] 本实施例中采用本发明制备的液体二氧化碳的流量为128t/h，二氧化碳的纯度达到99.99％以上，达到食品级二氧化碳的质量要求。
[0055] 实施例3
[0056] 本实施例中原料气1的温度为40℃，压力5.5MPa(G)，流量为180kNm3/h，原料气1中各组分的浓度分别为CO2：66.7％，CH4：32.7％，H2：0.16％，N2：0.24％，Ar：0.2％。原料气1经净化除杂系统2脱除原料气1中的水、甲醇等微量杂质成分，净化后的原料气1与第二换热器9相连通，由CO2提纯塔8底物流提供冷量，初步冷却后与冷凝器3相连通，经进一步冷却后的净化气进入气液分离罐4气液分离，气液分离罐4顶的不凝气输送入下游装置。气液分离罐4底部冷凝的部分液体CO2与第一减压阀5相连通，经减压后经入料口送入CO2提纯塔8，CO2提纯塔8顶设有排气口，排气口与第一换热器6相连通，CO2提纯塔8顶气相经第一换热器6回收冷量后与压缩机7相连通，经压缩机7提压后与不凝气连通，合并后的物料送入下游装置。
[0057] CO2提纯塔8塔底的第二换热器9由原料气1提供热源，CO2提纯塔8塔底设有一液相排出口，其与第三减压阀10相连通，CO2提纯塔8塔底液相CO2经第三减压阀10减压后送入闪蒸罐13进一步闪蒸提浓。闪蒸罐13底部液相出口与第四换热器14相连通，在闪蒸罐13底部获得高浓度的液体CO2产品，液体产品CO2经第四换热器14过冷后送出界区。闪蒸罐13顶部出口与第二减压阀11相连通，闪蒸气经第二减压阀11减压并经第三换热器12回收冷量后送出界区。
[0058] 本实施例中，所述原料气1净化除杂过程的方法，可以采用分子筛、活性氧化铝、硅胶、甘醇溶液及离子液体等干燥脱水，其净化器可以采用一系列或多系列布置。
[0059] 本实施例中，所述净化后的原料气1经冷凝器3冷却后的温度为-5℃，CO2提纯塔8操作压力为3MPa(G)，温度为-1℃～-35℃。
[0060] 本实施例中，不凝气体中仍含有未液化的CO2气体，此部分气体送入下游脱碳装置继续脱碳处理。
[0061] 本实施例中，闪蒸罐13的操作压力为2.5MPa(G)，温度为-11℃。
[0062] 本实施例中采用本发明制备的液体二氧化碳的流量为41t/h，二氧化碳的纯度达到99.99％以上，达到食品级二氧化碳的质量要求。
[0063] 实施例4
[0064] 本实施例中的装置的结构如图1所示，包括：净化除杂系统2、冷凝器3、气液分离罐4、CO2提纯塔8、压缩机7、闪蒸罐13、第一换热器6、第二换热器9、第三换热器12和第四换热器14。所述原料气1连接到净化除杂系统2进口，净化除杂系统2出口连接至冷凝器3进口，冷凝器3出口连接至气液分离罐4进口，气液分离罐4底部液相出口依次连接第一减压阀5和CO2提纯塔8进口，CO2提纯塔8顶部气相出口连接至第一换热器6进口，第一换热器6出口连接至压缩机7进口，CO2提纯塔8底部液相出口连接至闪蒸罐13进口，CO2提纯塔8底部液相出口与闪蒸罐13进口之间还设有第三减压阀10，闪蒸罐13顶部气相出口依次连接第二减压阀11和第三换热器12，闪蒸罐13底部液相出口连接至第四换热器14，气液分离罐4顶部气相出口和压缩机7出口连接至下游脱碳装置。
[0065] 本实施例中原料气1的温度为40℃，压力3.1MPa(G)，流量为100kNm3/h，原料气1中各组分的浓度分别为CO2：68％，CH4：31.33％，H2：0.18％，N2：0.35％，Ar：0.14％。原料气1经净化除杂系统2脱除原料气1中的水、甲醇等微量杂质成分，净化后的原料气1送入冷凝器3冷却，经冷却后的净化气进入气液分离罐4气液分离，气液分离罐4顶部的不凝气输送入下游装置。气液分离罐4底部冷凝的部分液体CO2与第一减压阀5相连通，经减压后经入料口送入CO2提纯塔8，CO2提纯塔8顶设有排气口，排气口与第一换热器6相连通，CO2提纯塔8顶气相经第一换热器6回收冷量后与压缩机7相连通，经压缩机7提压后与不凝气连通，合并后的物料送入下游装置。
[0066] CO2提纯塔8塔底的第二换热器9由原料气1提供热源，CO2提纯塔8塔底设有一液相排出口，其与第三减压阀10相连通，CO2提纯塔8塔底液相CO2经第三减压阀10减压后送入闪蒸罐13进一步闪蒸提浓。闪蒸罐13底部液相出口与第四换热器14相连通，在闪蒸罐13底部获得高浓度的液体CO2产品，液体产品CO2经第四换热器14过冷后送出界区。闪蒸罐13顶部出口与第二减压阀11相连通，闪蒸气经第二减压阀11减压并经第三换热器12回收冷量后送出界区。
[0067] 本实施例中，所述原料气1净化除杂过程的方法，可以采用分子筛、活性氧化铝、硅胶、甘醇溶液及离子液体等干燥脱水，其净化器可以采用一系列或多系列布置。
[0068] 本实施例中，所述净化后的原料气1经冷凝器3冷却后的温度为-40℃，CO2提纯塔8操作压力为2MPa(G)，温度为-10℃～-52℃。
[0069] 本实施例中，不凝气体中仍含有未液化的CO2气体，此部分气体送入下游脱碳装置继续脱碳处理。
[0070] 本实施例中，闪蒸罐13的操作压力为1.5MPa(G)，温度为-26℃。
[0071] 本实施例中采用本发明制备的液体二氧化碳的流量为77t/h,二氧化碳的纯度达到99.99％以上，达到食品级二氧化碳的质量要求。
[0072] 上述的对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和使用发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种
修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于上述实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。
