2气和CO气的方法及装置附图说明" src="C01B3/50(20060101)"%20/>
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法及装置
技术领域
本发明涉及化工领域，具体涉及一种低温分离合成气的装置，以及采用低温分离合成气制备H2气和CO气的方法。
背景技术
合成气以一氧化碳和氢气为主要组分，多用作化工原料气。合成气的原料选择很广，可由煤或焦炭等固体原料气化产生，也可由天然气和石脑油等轻质烃类制取，还可由重油经部分氧化法生产；在制取合成气角度，针对以上不同的原料和方法，最终获得的合成气的组成(以体积％计)有很大差别，但基本都在以下范围内：H2%2032～67、CO%2010～57、CO2%202～28、CH4%200.1～25、N2%200.6～23。
合成气的用途很多，如可用于合成氨，可也用于生产甲醇、乙二醇、甲酸、草酸、醋酸和光气等物质。但无论是用于何种物质的合成，通过原料直接制取的合成气的组成纯度和配比并不能满足后续合成产品的要求，因此，需要对合成气进行进一步的调整。现有技术中公开有先采用变换反应以调整氢碳比，再对气体进行净化处理脱硫(H2S、COS)、脱碳(CO2)，进而分别获得高浓度的H2、CO、CH4，或一定氢碳比的高纯度的合成气，最后分别利用制备出来的各类气体进行后续产品的合成。CO气是发展一碳化学的核心原料，如羰基合成生产的低碳醇和高碳醇、光气及其衍生物(TDI、MDI)、乙二醇、醋酸和碳酸脂等。
目前，从净化合成气中分离CO的方法很多，其包括有低温分离、膜分离、变压吸附等方法。目前当属低温分离法最为常用，通常H2/CO组分的低温分离多采用低温冷凝的方法直接得到低温凝液(富CO液体)和不凝气(含CO组分10％左右的富H2气体)；后续再对富CO液体加工脱氢、脱甲烷、脱氮，得到高纯度的CO气体产品，而富H2气体则复热后被直接送出。常规冷凝分离工艺分离的富H2气体中含有大量的CO气体(不低于10％)，由于原料气中的部分CO被富H2气体带离了冷凝分离工序，导致冷凝分离工序中实际上分离出的CO的收率较低。另外为了得到高纯度的H2气体并提高CO的收率，还要经过变压吸附装置实现富H2气体中H2/CO的彻底分离，其得到的富CO常压气体再经加压循环回低温分离装置的原料气。
发明内容
本发明所要解决的问题在于，现有冷凝分离技术分离出的CO的收率不高，并得不到高纯度的H2的问题；本发明提供了一种可有效提高分离出的CO收率的低温分离方法，并公开了适用于该方法的分离系统。
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，包括：
步骤一、原料气先经预冷得到低温凝液和低温不凝气，低温不凝气在压力为2.2～5.9MPa、温度不低于-182℃的条件下得到第一气相和第一液相；具体分离过程为：原料气通过预冷和部分冷凝后获得低温凝液和不凝气，不凝气从氢分离塔的底部加入，控制所述氢分离塔的压力为2.4～5.9MPa，氢分离塔中塔顶温度不低于-182℃，控制氢分离塔中塔底的温度比塔顶高1～9℃，同时通过步骤三中循环回的高纯度CH4的第三液相对不凝气进行洗涤传质处理，进而从氢分离塔中分离出第一气相(高纯度H2的塔顶气)和第一液相(溶解有氢的釜液)；
步骤二、从前述低温凝液和第一液相中分离出富H2气体的第二气相和经脱H2的第二液相，分离压力约为进料气压力的三分之一；
步骤三、第二液相在压力为0.2～0.5MPa、温度为-174～-182℃的条件下分离出富CO的第三气相和高纯度CH4的第三液相；所述第三液相部分循环返回到步骤一和步骤二中。第三液相既可以经过冷到-160℃左右作为液体产品采出，也可以复热后进入燃料气系统；
步骤四、所述第三气相在分离压力为0.4～0.5MPa、温度为-179～-184℃的条件下分离获得第四气相和高纯度CO气体。
所述第三气相在CO/N2分离塔中进行分离，CO/N2分离塔的塔底温度比塔顶高4～15℃。优选的，CO/N2分离塔的塔顶温度为-179～-184℃，塔底温度比塔顶高4～8℃；或者，优选的，CO/N2分离塔的塔底温度比塔顶高10～15℃。
所述工艺技术要求原料气中CH4的体积百分含量不低于1.3％。
当原料气中CH4的体积百分含量低于1.3％时，向原料气中补充甲烷直至原料气中甲烷的体积百分含量达到1.3％以上。
所述步骤一中低温不凝气采用氢分离塔进行分离。气体从塔底部进入，使用第三液相过冷返回液作为冷回流，塔顶温度为-179～-182℃；优选的，塔顶温度为-180～-182℃，塔底温度比塔顶高5～17℃。
所述步骤二中溶解有氢组分的低温凝液和第一液相采用闪蒸塔进行轻组分分离，使用第三液相过冷返回液作为冷回流。闪蒸塔内压力为1～2MPa(一般为进料原料气压力的三分之一左右)，塔顶温度为-168～-180℃；优选的，闪蒸塔塔顶温度为-175～-180℃，塔底温度比塔顶高25～40℃。
所述步骤三中的第二液相采用CH4/CO分离塔进行CH4和CO的分离，所述CH4/CO分离塔中压力为0.4～0.5MPa，塔顶温度为-175～-180℃，塔底的温度比塔顶高20～40℃,优选为30～40℃。
所述第二气相复热升压后返回到原料气中。
上面所述主要技术步骤构成的申请发明技术，还包括为支持实现低温系统各个步骤和步骤之间的低温能量传递和转换，所设置的CO气复热、压缩循环、预冷、冷凝、膨胀制冷的设施和系统。上述设施和系统均为现有设施和系统，本发明中不再详细赘述。本技术还支持生产LNG产品，在有LNG产品的装置中需要增设MRC混合冷剂制冷系统向装置补充冷量。这是支撑本发明技术不可分离的部分。
本发明中的方法适用的各种原料和方法获得的合成气，如固定床气化技术、流化床气化技术、干粉气流床水冷壁气化技术、水煤浆气流床热壁气化技术、水煤浆气流床气化技术等制备的部分变换和未变换合成气，包括但不限于焦炉气。
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的装置，包括：顺序连通的氢分离塔、闪蒸塔、CH4/CO分离塔和N2/CO分离塔；所述CH4/CO分离塔的液体出口通过返回管路与氢分离塔和闪蒸塔连通。
所述闪蒸塔的气体出口通过压缩机与装置的原料气进口连通，即，与氢分离塔的原料气进口连通。
本发明技术方案，具有如下优点：
1.本发明公开了一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，其采用不同的分离温度和压力组合的方式，通过设置不同反应塔内的压力和温度，实现了原料气中主要气体组分H2、CO、CH4的最大程度的高效分离。最为重要的是，通过巧妙设置将第三液相部分定量返回到氢分离塔和闪蒸塔，直接向二塔提供冷量、并进行逆向传质分离，直接获得高纯度的H2气和实现H2组分充分回收，实现了直接向下游装置提供高纯度氢气的要求。经测试显示，第一气相中H2组分纯度可以做到不低于99.0％、收率不低于99.0％。同时有效保证CO的收率不低于90％,甚至达到99％。本发明的方法能够适用于多种合成气的分离，适用范围更加广泛。
2.本发明提供的方法可以获得高纯度H2，使得原料气分离后获得的气体可以直接用于后续合成氨工艺和加氢工艺要求，省去了SPA装置的使用，不仅节约了成本，也大大简化了工艺，大幅提高了生产效率。同时也消灭了PSA脱附过程产生的富含CO和H2的尾气循环回收系统，进一步简化了工厂总体设备投入。
3.本发明还进一步公开了对应的装置，包括氢分离塔、闪蒸塔、CH4/CO分离塔和N2/CO分离塔的组合设置，从氢分离塔中分离出高纯度氢的第一气相和溶解有氢的第一液相，从闪蒸塔中分离出富氢的第二气相和浓缩CO、CH4组分的第二液相，并从CH4/CO分离塔中分离出富CO(或高纯度CO)的第三气相和高纯度CH4的第三液相；本发明的装置实现了在同一个冷箱环境中产出高纯度氢气(H2浓度大于98.8％)、高纯度LNG、高纯度CO气，并使各有效组分收率提高到99％以上。
具体实施方式
提供下述实施例是为了更好地进一步理解本发明，并不局限于所述最佳实施方式，不对本发明的内容和保护范围构成限制，任何人在本发明的启示下或是将本发明与其他现有技术的特征进行组合而得出的任何与本发明相同或相近似的产品，均落在本发明的保护范围之内。
实施例1
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，包括：
步骤一、流量为39765.0NM3/HR的净化原料气进入低温冷箱，通过预冷和部分冷凝后获得低温凝液和不凝气，不凝气引入氢分离塔底部。控制所述氢分离塔的压力为5.42MPa，氢分离塔中塔顶温度为-181℃，控制氢分离塔中塔底的温度比塔顶高14～16℃，同时通过步骤三中CH4/CO分离塔循环回的高纯度CH4的第三液相对不凝气进行处理，进而可以从氢分离塔中分离出高纯度氢的第一气相和溶解有氢的第一液相。该案例原料气使用的是水煤浆气化炉提供的净化合成气，压力5.51MPa。其组成(摩尔百分比)为：H2为46.7％、CO为52.6％、CH4为0.1％、N2为0.4％、Ar%200.2％。由氢分离塔得到的第一气相组成如表1所示，该第一气相可以直接作为H2气产品待用，也可以直接用于制备成氨合成气用于后续的氨合成等，本实施例中H2气产品排出的流量为18708.1NM3/HR。
步骤二、将低温凝液和第一液相通入闪蒸塔,从闪蒸塔中分离出富氢的第二气相和含CO、CH4、N2、H2等组分的第二液相；第二气相的流量为3647.0NM3/HR。本步骤中控制闪蒸塔中压力为1.93MPa，闪蒸塔中塔顶温度为-177.6℃，并控制闪蒸塔中塔底的温度比塔顶高28～30℃。其中，把第二气相返回到步骤一的原料气中。由于该步骤中甲烷的含量低于1.3％，因此，本实施例中外购天然气进行补充，在补充之前先对外购的天然气进行预处理获得纯甲烷气体，然后第二气相返回到步骤一中的同时，将纯甲烷气体与第二气相共同返回到步骤一中，纯甲烷气体添加的流量为425.8NM3/HR，使补充后气体中甲烷体积含量高于1.3％。
步骤三、将第二液相通入CH4/CO分离塔，从CH4/CO分离塔中分离出富CO的第三气相和高纯度CH4的第三液相；所述第三液相部分返回到步骤一的氢分离塔中和步骤二的闪蒸塔中分别对第一气相和第二气相进行洗涤，剩余部分分离出获得CH4排液，作为CH4排液的第三液相的流量为315.6NM3/HR，第三液相中CH4的摩尔纯度为99.4％。本步骤中控制CH4/CO分离塔的压力为0.43MPa，CH4/CO分离塔中塔顶温度为-176℃，并控制CH4/CO分离塔中塔底的温度比塔顶高36℃。并且，本步骤中将返回到氢分离塔和闪蒸塔中的第三液相的温度控制在-178.5℃。其中，第三气相的流量为21167.2NM3/HR。
步骤四、将第三气相通入到CO/N2分离塔中在压力为0.40MPa，塔顶温度为-182.2℃，塔底温度比塔顶温度高4～6℃的条件下进行进一步分离，可以有效分离出摩尔浓度为99.5％、流量为20861.5NM3/HR的CO产品气，流量为305.7NM3/HR的第四气相(富N2尾气，进燃料气系统)。
本实施例中若排出CH4气循环向系统补CH4，根据组分平衡正常生产需求，外补天然气仅仅只需93.63NM3/HR(纯甲烷气体计)。通过检测得知，将第三液相返回到氢分离塔之后，检测到排出的各物质的组成(摩尔百分比)如表1所示。
表1
计算本实施例中氢气和CO收率。其中，氢气收率(％)＝(第一气相中氢浓度*第一气相的流量)/(原料气中氢浓度*原料气的进气流量)*100％；CO收率(％)＝(CO产品气的CO浓度*CO产品气的流量)/(原料气中CO浓度*原料气的进气流量)*100％。
通过计算得知，本实施例中氢气收率为99.81％，CO收率99.25％。
实施例2
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，包括：
步骤一、流量为49871.1NM3/HR的净化进入低温冷箱，通过预冷和部分冷凝后获得低温凝液和不凝气，不凝气引入氢分离塔底部。控制所述氢分离塔的压力为3.36MPa，氢分离塔中塔顶温度为-181℃，控制氢分离塔中塔底的温度比塔顶高10～12℃，同时通过步骤三中CH4/CO分离塔循环回的高纯度CH4的第三液相对不凝气进行处理，进而可以从氢分离塔中分离出高纯度氢的第一气相和溶解有氢的第一液相；该案例是一个焦化厂为制取H2气和CO气，用于加氢和羰基合成等装置，使用粉煤和碎焦炭气化制气，原料气压力3.46MPa。该原料气的具体组成(摩尔百分比)为：H2为45.9％、CO为53.5％、CH4为0.1％、N2为0.4％、Ar0.1％。从氢分离塔得到的第一气相组成如表1所示，该第一气相可以直接排出作为H2气产品待用，也可以直接用于制备成氨合成气用于后续的氨合成等，本实施例中H2气产品流量为23056.4NM3/HR。
步骤二、将低温凝液和第一液相通入闪蒸塔,从闪蒸塔中分离出富氢的第二气相和含CO、CH4、N2、H2等组分的第二液相；第二气相的流量为2968.4NM3/HR。本步骤中控制闪蒸塔中压力为1.13MPa，闪蒸塔中塔顶温度为-177.7℃，并控制闪蒸塔中塔底的温度比塔顶高33～35℃。其中，把第二气相返回到步骤一的原料气中。由于该步骤中甲烷的含量低于1.3％，因此，本实施例中外购天然气进行补充，在补充之前先对外购的天然气进行预处理获得纯甲烷气体，然后第二气相返回到步骤一中的同时，将纯甲烷气体与第二气相共同返回到步骤一中，纯甲烷气体添加的流量为425.9NM3/HR，使补充后气体中甲烷体积含量高于1.3％。
步骤三、将第二液相通入CH4/CO分离塔，从CH4/CO分离塔中分离出富CO的第三气相和高纯度CH4的第三液相；所述第三液相部分返回到步骤一的氢分离塔中和步骤二的闪蒸塔中分别对第一气相和第二气相进行洗涤，剩余部分分离出获得CH4排液，作为CH4排液的第三液相的流量为230.5NM3/HR，第三液相中CH4的摩尔纯度为99.4％。本步骤中控制CH4/CO分离塔的压力为0.43MPa，CH4/CO分离塔中塔顶温度为-176℃，并控制CH4/CO分离塔中塔底的温度比塔顶高35～36℃。并且，本步骤中将返回到氢分离塔和闪蒸塔中的第三液相的温度控制在-178.5℃。其中，第三气相的流量为27010.1NM3/HR。
步骤四、将第三气相通入到CO/N2分离塔中在压力为0.45MPa，塔顶温度为-182.0℃，塔底温度比塔顶温度高4～6℃的条件下进行进一步分离，可以有效分离出摩尔浓度为99.4％、流量为26652.0NM3/HR的CO产品气，流量为358.1NM3/HR的第四气相(富N2尾气，进燃料气系统)。
本实施例中若排出CH4气循环向系统补CH4，根据组分平衡正常生产需求，外补天然气仅仅只需205.65NM3/HR(纯甲烷气体计)。通过检测得知，将第三液相返回到氢分离塔之后，检测到排出的各物质的组成(摩尔百分比)如表2所示。
表2
计算本实施例中氢气和CO收率。其中，氢气收率(％)＝(第一气相中氢浓度*第一气相的流量)/(原料气中氢浓度*原料气的进气流量)*100％；CO收率(％)＝(CO产品气的CO浓度*CO产品气的流量)/(原料气中CO浓度*原料气的进气流量)*100％。
通过计算得知，本实施例中氢气收率为99.82％，CO收率99.28％。
实施例3
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，包括：
步骤一、流量为158742.2NM3/HR的原料气进入低温冷箱，通过预冷和部分冷凝后获得低温凝液和不凝气，不凝气引入氢分离塔底部，控制所述氢分离塔的压力为2.36MPa，氢分离塔中塔顶温度为-181℃，控制氢分离塔中塔底的温度比塔顶高7～9℃，同时通过步骤三中CH4/CO分离塔循环回的高纯度CH4的第三液相对不凝气进行处理，进而可以从氢分离塔中分离出高纯度氢的第一气相和溶解有氢的第一液相；其中，进入低温冷箱的净化原料气使用的是鲁奇炉发生气和焦炉气的混合净化气，压力为2.43MPa。原料气的具体组成(摩尔百分比)为：H2为55.9％、CO为27.6％、CH4为14.8％、N2为1.4％、Ar0.2％、C2H6为0.1％。排出的第一气相组成如表1所示，该排出的第一气相可以直接排出作为H2气产品待用，也可以直接用于制备成氨合成气用于后续的氨合成等，本实施例中H2气产品排出的流量为89559.2NM3/HR。
步骤二、将低温凝液和第一液相通入闪蒸塔,从闪蒸塔中分离出富氢的第二气相和含CO、CH4、N2、H2等组分的第二液相；第二气相的流量为4056.0NM3/HR。本步骤中控制闪蒸塔中压力为1.17MPa，闪蒸塔中塔顶温度为-179.2℃，并控制闪蒸塔中塔底的温度比塔顶高28～30℃。其中，把第二气相返回到步骤一的原料气中。
步骤三、将第二液相通入CH4/CO分离塔，从CH4/CO分离塔中分离出富CO的第三气相和高纯度CH4的第三液相；所述第三液相部分返回到步骤一的氢分离塔中和步骤二的闪蒸塔中分别对第一气相和第二气相进行洗涤，剩余部分被过冷处理到-160℃作为LNG产品，作为LNG产品的第三液相的流量为22885.5NM3/HR，第三液相中CH4的摩尔纯度为98.5％。本步骤中控制CH4/CO分离塔的压力为0.44MPa，CH4/CO分离塔中塔顶温度为-176℃，并控制CH4/CO分离塔中塔底的温度比塔顶高39℃。并且，本步骤中将返回到氢分离塔和闪蒸塔中的第三液相的温度控制在-161.5℃。其中，第三气相的流量为64118.7NM3/HR。
步骤四、将第三气相通入到CO/N2分离塔中在压力为0.40MPa，塔顶温度为-181.4℃，塔底温度比塔顶温度高4～6℃的条件下进行进一步分离，可以有效分离出摩尔浓度为98.3％、流量为42298.1NM3/HR的CO产品气，和流量为3222.5NM3/HR的第四气相(富N2尾气，进燃料气系统)。
通过检测得知，将第三液相返回到氢分离塔之后，检测到排出的各物质的组成(摩尔百分比)如表3所示。
表3
计算本实施例中氢气、甲烷和CO收率。其中，氢气收率(％)＝(第一气相中氢浓度*第一气相的流量)/(原料气中氢浓度*原料气的进气流量)*100％；甲烷收率(％)＝(LNG产品中甲烷和C2H6的浓度*用作LNG产品的流量)/(原料气中甲烷和C2H6浓度*原料气的进气流量)*100％；CO收率(％)＝(CO产品气的CO浓度*CO产品气的流量)/(原料气中CO浓度*原料气的进气流量)*100％。
通过计算得知，本实施例中氢气收率为99.90％，甲烷收率96.04％，CO收率94.88％。本实例由于原料气中N2组分浓度偏高，CO收率偏低，但依然能达到90％以上。
通过上述所有数据可以看出，本发明分离出的氢浓度可以高于99％，分离出的氢气收率均高于99％，甲烷和CO的收率也可以达到同时高于90％的效果，效果十分显著。
在本发明的各个实施例中，所采用的原料气的选择，包括但不限于焦炉气、鲁奇炉气、德士古气等以煤或者水煤浆为原料进行气化后产生的气体。
以焦炉气为例，其气体组成为50％～62％氢气、20％～28％甲烷、3％～9％一氧化碳、1％～5％C2以上不饱和烃、0.5％～5％二氧化碳、0.1％～1.0％氧气、2％～8％氮气。注意该气体不适合单独作为CO气体制备的原料气，但可以作为其它气化合成气原料的补充掺混一定的比例，以补充H2、CH4等组分的不足。
以鲁奇炉气为例，其气体组成为32％～43％氢气、8％～15％甲烷、10％～20％一氧化碳、0.1％～1.3％烃类、29％～36％二氧化碳。
以德士古气为例，其气体组成为33％～40％氢气、42％～51％一氧化碳、甲烷小于0.2％、13％～23％二氧化碳。当采用德士古气时，由于甲烷含量较低，因此，采用本发明方法进行分离时，可以在原料气中用天然气补充甲烷使甲烷体积含量高于1.3％。
另外还有粉煤气化气等，不再做详细例述。
实施例4
一种低温分离合成气制备H2气和CO气的方法，包括：
步骤一、流量为135128NM3/HR的净化气进入低温冷箱，通过预冷和部分冷凝后获得低温凝液和不凝气，不凝气引入氢分离塔底部。控制所述氢分离塔的压力为3.80MPa，氢分离塔中塔顶温度为-181℃，控制氢分离塔中塔底的温度比塔顶高10～12℃，同时通过步骤三中CH4/CO分离塔循环回的高纯度CH4的第三液相对不凝气进行洗涤处理，进而可以从氢分离塔中分离出高纯度氢的第一气相和溶解有氢组分的第一液相；本案例使用的是粉煤气化气和兰炭气的混合气作为原料气为大型乙二醇装置制取氢气和CO气，进料净化气压力3.80MPa。该原料气的具体组成(摩尔百分比)为：H2为51.47％、CO为46.74％、CH4为1.07％，其余为N2、Ar。从氢分离塔得到的第一气相组成如表1所示，该第一气相可以直接排出作为H2气产品待用，本实施例中H2气产品流量为70124NM3/HR。
步骤二、将低温凝液和第一液相通入闪蒸塔,从闪蒸塔中分离出富氢的第二气相和含CO、CH4、N2、H2等组分的第二液相。本步骤中控制闪蒸塔中压力为1.23MPa，闪蒸塔中塔顶温度为-177.7℃，并控制闪蒸塔中塔底的温度比塔顶高33～35℃。其中，把第二气相返回到步骤一的原料气中。
步骤三、将第二液相通入CH4/CO分离塔，从CH4/CO分离塔中分离出富CO组分的第三气相和高纯度CH4组分的第三液相；所述第三液相部分返回到步骤一的氢分离塔中和步骤二的闪蒸塔中分别对第一气相和第二气相进行洗涤，剩余部分为高纯度CH4排出液，第三液相中CH4的摩尔纯度为99.40％。本步骤中控制CH4/CO分离塔的压力为0.43MPa，CH4/CO分离塔中塔顶温度为-176℃，并控制CH4/CO分离塔中塔底的温度比塔顶高35～36℃。并且，本步骤中将返回到氢分离塔和闪蒸塔中的第三液相的温度控制在-178.5℃。其中，第三气相的流量为96029NM3/HR。
步骤四、将第三气相通入到CO/N2分离塔中在压力为0.45MPa，塔顶温度为-182.0℃，塔底温度比塔顶温度高4～6℃的条件下进行进一步分离，可以有效分离出摩尔浓度为99.22％、流量为63136NM3/HR的CO产品气，流量为1151NM3/HR的第四气相(富N2尾气，进燃料气系统)。
本实施例中进料净化气中CH4组分浓度为1.0653％，实际运行中没有向系统补充天然气。
通过检测得知，将第三液相返回到氢分离塔和闪蒸塔之后，检测到排出的各物质的组成(摩尔百分比)如表4所示。
表4
计算本实施例中氢气、和CO收率。其中，氢气收率(％)＝(第一气相中氢浓度*第一气相的流量)/(原料气中氢浓度*原料气的进气流量)*100％；CO收率(％)＝(CO产品气的CO浓度*CO产品气的流量)/(原料气中CO浓度*原料气的进气流量)*100％。
通过计算得知，本实施例中氢气收率为99.87％，CO收率99.17％。
实施例5
本实施例提供了适用于上述实施例1-4中的低温分离合成气制备H2气和CO气的方法的系统，该系统包括现有的按序连通的氢分离塔、闪蒸塔、CH4/CO分离塔和N2/CO分离塔。本案例其中CH4/CO分离塔使用CO循环液作为塔顶冷洗液。
本发明的系统与现有系统的区别在于，所述CH4/CO分离塔的液体出口通过返回管路与氢分离塔和闪蒸塔连通，此时，第三液相既通过返回管路返回到氢分离塔中对第一气相洗涤，第三液相也通过返回管路返回到闪蒸塔对第二气相洗涤。以得到高纯度氢气(第一气相)，并提高系统H2组分的回收率、降低系统H2损耗。
本发明采用循环压缩机将所述闪蒸塔的气体出口与氢分离塔的原料气进口连通，将第二气相返回到原料气位置处和原料气一起进入到氢分离塔中进行分离。
本发明采用了CO压缩机和CO气体循环系统，该设置有效地将各个传质单元产生和需要的不同品级的冷量串接起来，实现充分的冷量转换和传递，从而大大降低了冷量的消耗。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。
