Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа

Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа

Реферат

Настоящее изобретение относится к способу выделения газообразного потока монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н₂) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения на криогенной газоразделительной установке его охлаждением за счет косвенного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками и одностадийной парциальной конденсацией с последующими низкотемпературным фракционированием в разделительной колонне обогащенного СО, содержащего Н₂ конденсата, образовавшегося в результате парциальной конденсации и отделенного в сепараторе от обогащенной Н₂, содержащей СО газообразной фракции, испарением и/или нагреванием холодных продуктов разделения и сжатием газообразного СО до давления окончательного продукта с помощью имеющего предпочтительно более одной ступени предназначенного для сжатия СО компрессора. Настоящее изобретение относится также к устройству для выделения газообразного монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н₂) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения, содержащему криогенную газоразделительную установку, которая помимо трубопроводов для технологических потоков имеет по меньшей мере один теплообменник, в котором за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками происходят охлаждение и парциальная конденсация исходной газовой смеси, и разделительную колонну, в которой образовавшийся при парциальной конденсации обогащенный СО, содержащий H₂ конденсат, отделенный в сепараторе от обогащенной H₂, содержащей СО газообразной фракции, подвергается низкотемпературному фракционированию, а также содержащему имеющий предпочтительно более одной ступени компрессор для сжатия газообразного СО до давления окончательного продукта.

Используя различные производственные методы, такие, например, как конверсия с водяным паром или частичное окисление, из содержащих углеводороды исходных веществ, таких как природный газ, сжиженный газ, нафта, тяжелое масло или уголь, получают так называемый синтез-газ, состоящий преимущественно из Н₂ и СО, а также содержащий метан (СН₄), воду (Н₂О), диоксид углерода (СО₂) и другие компоненты, такие, например, как азот и аргон. Из такого синтез-газа путем его очистки и разделения выделяют прежде всего СО и Н₂ в качестве продуктов, которые находят самое разнообразное промышленное применение.

Для отделения и очистки обоих компонентов синтез-газа Н₂ и СО на промышленных установках используют прежде всего криогенные методы. Необходимой предпосылкой, которой определяется применимость таких процессов, является отсутствие в подаваемом на криогенную газоразделительную установку потоке исходных веществ воды, СО₂ и других соединений, которые при низких температурах приводили бы к образованию твердых веществ, которые в свою очередь могут закупоривать теплообменники. По этой причине синтез-газ подвергают состоящей из нескольких стадий очистке, при которой в промывателе для удаления СО₂ из синтез-газа удаляют преобладающую часть нежелательных веществ. Для удаления остаточных компонентов синтез-газ подвергают очистке в последующем адсорбере.

Используемые в промышленности криогенные методы отделения и очистки основных компонентов синтез-газа в зависимости от состава разделяемого потока исходных веществ и требуемой чистоты продуктов различаются между собой своим типом (процесс конденсации или удаление метана путем промывки синтез-газа) и сложностью реализации. При необходимости, например, выделения из потока исходных веществ, полученного в результате газификации тяжелого масла путем его частичного окисления и состоящего после сушки и удаления диоксида углерода примерно на 50% из СО, соответственно Н₂ и на 0,2% из метана, монооксида углерода в качестве продукта, удовлетворяющего требованиям производства уксусной кислоты, вполне достаточно использовать метод одностадийной конденсации с последующим отделением Н₂, поскольку одно лишь удаление водорода из газовой смеси уже позволяет получить в качестве требуемого продукта СО с чистотой более 99%. Поэтому необходимость в дополнительном отделении СН₄ от газовой смеси отсутствует.

При осуществлении этого метода поток исходных веществ подают на криогенную газоразделительную установку (аппараты и технологическое оборудование которой обычно помещают в теплоизолированный кожух) и путем косвенного противоточного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками охлаждают до наступления парциальной конденсации, в результате которой образуются обогащенная монооксидом углерода жидкая фракция и обогащенная водородом газообразная фракция, которые затем разделяют в сепараторе. Обогащенную монооксидом углерода жидкую фракцию, все еще содержащую некоторое количество растворенного в ней водорода, подают затем в разделительную колонну (например, в стриппинг-колонну для удаления Н₂), в которой практически полностью отделяют Н₂ и в кубе которой получают в результате жидкий монооксид углерода требуемой чистоты.

Для обеспечения в сепараторе необходимой для парциальной конденсации температуры в DE 4325513 на с.3, строки 16-26, описан дополнительный контур циркуляции СО, в каковом контуре часть потока полученного в качестве продукта СО отбирают из предназначенного для сжатия СО компрессора с его стороны нагнетания и возвращают в криогенную газоразделительную установку. Такой контур циркуляции СО, в котором наряду с дополнительным сепаратором предусмотрен также турбодетандер, имеет исключительно сложную и поэтому дорогостоящую конструкцию и снижает экономическую эффективность всего технологического процесса.

Из уровня техники, например, из публикации "Fortschritte bei der Н₂/СО-Tieftemperaturzerlegung (R. Berninger, Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft, №62, 1988, cc.18-32) известно также, что жидкий монооксид углерода можно отбирать из куба предназначенной для удаления Н₂ стриппинг-колонны и подвергать расширению, которое сопровождается производством холода. В результате расширения монооксида углерода, при котором часть жидкого монооксида углерода переходит в газовую фазу, его температура понижается до уровня, достаточно низкого для того, чтобы при косвенном теплообмене (с другими нагреваемыми технологическими потоками) охладить поток исходных веществ до необходимой температуры. Расширенный жидкий СО вследствие теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками полностью испаряется и нагревается. Затем давление монооксида углерода повышают компрессором до необходимого уровня, после чего монооксид углерода отбирают в качестве продукта из установки.

Для максимально возможного повышения экономичности процесса разделения потока исходных веществ методом конденсации поток жидкого монооксида углерода разделяют на по меньшей мере два отдельных потока, а компрессор СО в некоторых случаях выполняют многоступенчатым. Каждый из отдельных потоков монооксида углерода подвергают расширению, которое сопровождается производством холода, и после испарения и нагревания подают в газообразном состоянии в другую ступень компрессора с его стороны всасывания. Один из отдельных потоков монооксида углерода можно, если это позволяет степень сжатия, расширять до давления окончательно полученного СО и непосредственно вводить в него. Объем каждого из отдельных потоков монооксида углерода определяется необходимостью подачи максимально большей части СО в газообразном состоянии в компрессор с повышенным до максимально возможного уровня давлением, чтобы мощность компрессора можно было снизить до минимальной. Одновременно с этим необходимо обеспечить наличие достаточного количества жидкого монооксида углерода с низким давлением для возможности охлаждения потока исходных веществ до требуемой температуры.

В основу настоящего изобретения была положена задача разработать способ указанного в начале описания типа, который позволял бы повысить по сравнению с уровнем техники экономичность получения СО в соответствии с рассмотренным выше принципом.

Поставленная в изобретении задача в отношении способа указанного в начале описания типа согласно изобретению решается благодаря тому, что жидкий СО отбирают из куба разделительной колонны и подвергают каскадному расширению, при котором после каждого частичного расширения поток СО разделяют на газообразную фракцию и жидкую фракцию, часть которой направляют на следующую стадию каскадного расширения и подвергают на ней расширению до давления меньшего уровня, а другую часть жидкой фракции испаряют и нагревают и всю газообразную фракцию соответственно только нагревают в по меньшей мере одном теплообменнике за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и в газообразном состоянии подают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно в поток полученного СО.

В предпочтительном варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа каждый из потоков СО в газообразном состоянии подают с отдельных стадий процесса каскадного расширения в предназначенный для сжатия СО компрессор на вход соответствующей другой его ступени и одновременно подают каждый из подаваемых на вход соответствующей ступени предназначенного для сжатия СО компрессора газообразных потоков СО с соответствующей другой стадии процесса каскадного расширения.

На первой стадии каскадного расширения расширению подвергают весь отбираемый из куба разделительной колонны поток жидкого СО. Образующаяся при этом газожидкостная смесь охлаждается в результате эффекта Джоуля-Томсона и разделяется в сепараторе на жидкую и газообразную фракции. Газообразную фракцию и по меньшей мере часть жидкой фракции нагревают за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками (что сопровождается испарением жидкой фракции) и подают на вход одной из ступеней предназначенного для сжатия СО компрессора. При необходимости отбора окончательно полученного СО с меньшим давлением, т.е. при наличии перепада давлений между СО, отбираемым из куба разделительной колонны, и отбираемым окончательно полученным СО, в другом варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа на первой стадии каскадного расширения давление СО предпочтительно снижать до уровня, при котором СО после испарения и/или нагревания можно в газообразном состоянии без дополнительного сжатия вводить в отбираемый в качестве окончательного продукта СО. При этом исходно предполагается, что испарение СО возможно при высоком давлении за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и что имеется достаточное для подачи на последующие стадии каскадного расширения количество жидкого СО, чтобы синтез-газ можно было охладить до необходимой температуры.

При работе разделительной колонны при низком давлении в одном из вариантов осуществления предлагаемого в изобретении способа часть жидкого СО непосредственно отбирают из куба колонны без расширения, испаряют, нагревают и подают в предназначенный для сжатия СО компрессор либо непосредственно вводят в поток окончательно полученного СО.

Каскадный процесс расширения СО целесообразно продолжать до тех пор, пока давление СО, уровня которого СО достигает в результате его расширения на последней стадии каскадного расширения, не сравняется с давлением, которое СО должен иметь на входе в первую ступень предназначенного для сжатия СО компрессора (с учетом потерь давления в теплообменниках и трубопроводах). На этой последней стадии каскадного расширения температура СО достигает наименьшего во всем расширительном каскаде уровня.

Для испарения и нагревания жидких и нагревания газообразных фракций СО, выходящих с каждой из стадий процесса каскадного расширения и подаваемых в предназначенный для сжатия СО компрессор, их во избежание неправильного распределения предпочтительно раздельно подавать в теплообменник, предпочтительно пластинчатого типа, и перемешивать уже непосредственно в нем. При этом испарение жидкой фракции СО и нагрев газообразной фракции СО происходят при совместном их прохождении через теплообменник за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. В принципе нагревать газообразную и испарять, и нагревать жидкую фракции можно и путем раздельного их пропускания через теплообменник, что, однако, требует применения более сложного и соответственно более дорогого оборудования.

Количество жидкого СО, в котором его требуется подавать с одной стадии каскадного расширения на следующую его стадию, зависит от температуры, до которой требуется охлаждать поток исходных веществ. В соответствии с кривой охлаждения потока исходных веществ на отдельные стадии процесса каскадного расширения, на каждой из которых давление ниже, чем на соответствующей предшествующей стадии процесса каскадного расширения, жидкий СО подают только в таком количестве, которое требуется для обеспечения необходимой температуры в сепараторе. Основное преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в том, что образующиеся при расширении жидкого СО газообразные фракции, которые по сравнению с жидкими фракциями, которые требуется испарять, вносят лишь незначительный вклад в охлаждение потока исходных веществ, всегда подают в компрессор с давлением максимально возможного уровня, что позволяет минимизировать расход потребляемой компрессором энергии.

Для повышения выхода СО в другом варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа образующуюся в процессе парциальной конденсации обогащенную Н₂, содержащую СО газообразную фракцию отбирают из сепаратора, нагревают за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и подают в не входящий в состав криогенной газоразделительной установки блок мембранного разделения, который достаточно хорошо известен специалистам в данной области и в котором от газовой смеси практически полностью отделяют в виде так называемого пермеата водород. Остаточную смесь СО/Н₂ (концентрат или так называемый ретентат) возвращают для повышения выхода СО на криогенную газоразделительную установку.

На криогенной газоразделительной установке концентрат мембранного процесса разделения нагревают предпочтительно за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками, и подают непосредственно в разделительную колонну, которая предпочтительно выполнена в виде стриппинг-колонны для удаления Н₂ и в кубе которой концентрат остается после удаления из него водорода и увеличивает количество жидкого СО с чистотой, которую должен иметь окончательный продукт. При этом можно отказаться от применения дополнительного сепаратора, описанного, например, в упомянутой выше публикации DE 4325513.

При выделении потока исходных веществ из синтез-газа путем его очистки в адсорбере в следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа по меньшей мере часть концентрата мембранного процесса разделения используют для регенерации адсорбентов в адсорбере. Для получения чистого водорода поток концентрата предпочтительно очищать на последующей адсорбционной установке переменного давления и лишь после этого отбирать из производственной установки в качестве окончательного продукта.

Из верха разделительной колонны отбирают обогащенный Н₂, содержащий СО газ (так называемый дроссельный газ), чистота которого, однако, не отвечает требованиям, которые обычно предъявляются к чистоте водорода-продукта. Поэтому согласно изобретению дроссельный газ нагревают за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, предпочтительно вводят в поступающий из блока мембранного разделения пермеат и подвергают очистке на последующей адсорбционной установке переменного давления, доводя таким путем качество дроссельного газа до качества, которым должен обладать Н₂ как окончательный продукт, и повышая в результате выход Н₂.

Давление дроссельного газа в том случае, когда его недостаточно для введения дроссельного газа в пермеат, целесообразно повышать с помощью компрессора до требуемого уровня.

Для регенерации адсорбентов в адсорбере через них в направлении, противоположном направлению потока очищаемого исходного газа, пропускают регенерирующий газ. При этом вещества, адсорбированные ранее из исходной газовой смеси в цикле ее очистки, десорбируются регенерирующим газом и выходят вместе с ним из адсорбера. После регенерации адсорбенты становятся вновь пригодны для очистки исходного газа.

Несмотря на высокую селективность используемых адсорбентов ими тем не менее наряду с нежелательными веществами из исходного газа адсорбируется и удаляется также СО, хотя и в небольших количествах. Если парциальное давление монооксида углерода в регенерирующем газе ниже, чем в исходном газе, то при регенерации адсорбентов часть адсорбированного СО десорбируется. Поскольку в последующем цикле адсорбции (очистки исходного газа) СО вновь адсорбируется из исходного газа, проводимая таким путем регенерация адсорбентов может привести к колебаниям состава поступающего на криогенную газоразделительную установку потока исходных веществ, а следовательно, и к колебаниям количества отбираемого из производственной установки продукта.

Когда исходным газом является синтез-газ, указанные выше негативные явления при использовании подобной технологии проявляются особенно ярко, поскольку содержание СО в выходящем из блока мембранного разделения пермеате, составляющее около 1,5 мол.%, гораздо ниже, чем содержание СО в синтез-газе. Поэтому в одном из вариантов осуществления предлагаемого в изобретении способа содержащий СО дроссельный газ (с содержанием СО около 20 мол.%) перед его введением в пермеат предлагается использовать для предварительного насыщения адсорбентов монооксидом углерода с целью уменьшить таким путем количество адсорбируемого из потока исходных веществ СО при "переключении" адсорбентов в адсорбере с цикла регенерации на цикл адсорбции.

При высоком давлении потока исходных веществ и при высоком содержании в нем СО производимого в результате эффекта Джоуля-Томсона холода вполне достаточно для покрытия потребности криогенной газоразделительной установки в нем. При низком давлении исходного газа и/или при низком содержании в нем СО в технологический процесс необходимо вводить дополнительное количество холода.

В следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа для покрытия потребности криогенной газоразделительной установки в холоде предлагается подавать извне производственной установки жидкий азот, испарять его за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, нагревать и затем сбрасывать в атмосферу. Перед сбросом в атмосферу азот предпочтительно использовать для продувки так называемого теплоизолированного кожуха, в котором размещена криогенная газоразделительная установка.

В том же случае, когда потребность криогенной газоразделительной установки в холоде значительно превышает количество производимого в результате эффекта Джоуля-Томсона холода, т.е. когда потребность в подаче жидкого азота извне производственной установки очень высока, жидкий N₂ целесообразно пропускать через теплообменник, интегрированный в тот же сепаратор, в котором разделяют газожидкостную смесь, образовавшуюся после одностадийной парциальной конденсации потока исходных веществ. За счет теплообмена с жидким азотом обогащенная Н₂, содержащая СО газообразная фракция дополнительно охлаждается, и из нее конденсируется часть содержащегося в ней СО, выход которого благодаря этому при проведении одностадийного процесса парциальной конденсации повышается.

При выделении потока исходных веществ из синтез-газа предусматривают использование промывателя для удаления СО₂, в котором синтез-газ подвергают грубой очистке от примесей. При необходимости выделения из синтез-газа водорода-продукта со столь высоким давлением, при котором отсутствует необходимый для работы блока мембранного разделения перепад давлений, в следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа для регенерации адсорбентов используют предварительно нагретую за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками Н₂-фракцию, которую отбирают из сепаратора, в котором происходит разделение образующейся после парциальной конденсации потока исходных веществ газожидкостной смеси, и которую затем очищают на адсорбционной установке переменного давления до качества, которым должен обладать водород как окончательный продукт. Содержащий СО остаточный газ, выходящий из адсорбционной установки переменного давления, возвращают компрессором (циркуляционным компрессором) в точке перед промывателем для удаления СО₂ и вводят в поток синтез-газа. При такой технологии в точке перед промывателем для удаления СО₂ предпочтительно возвращать в цикл и дроссельный газ из разделительной колонны после его нагрева за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. Поскольку давление дроссельного газа обычно значительно превышает давление остаточного газа, выходящего из адсорбционной установки переменного давления, дроссельный газ предпочтительно возвращать в цикл путем подачи в промежуточной точке между ступенями циркуляционного компрессора (если он выполнен многоступенчатым). Благодаря этому выход H₂ и СО при реализации предлагаемого в изобретении способа возрастает почти до 100%.

В отношении устройства указанного в начале описания типа поставленная в изобретении задача решается благодаря тому, что между кубом разделительной колонны, выполненной предпочтительно в виде стриппинг-колонны для удаления Н₂, и холодной стороной теплообменника предусмотрен предназначенный для каскадного расширения отбираемого из куба разделительной колонны жидкого СО расширительный каскад, каждая из ступеней которого имеет регулируемый дроссельный орган и сепаратор для разделения газожидкостной смеси, образующейся при расширении жидкого СО при его прохождении через дроссельный орган, и отдельные ступени которого соединены между собой таким образом, что обеспечивается возможность подачи части жидкой фракции из сепаратора в следующую ступень расширительного каскада и подачи остальной части жидкой фракции и всей газообразной фракции при соответствующей температуре в теплообменник предпочтительно с его холодной стороны, в котором за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками жидкая фракция испаряется и нагревается, а газообразная фракция соответственно только нагревается, после чего они в газообразном состоянии поступают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно подаются в поток полученного СО.

Расширительный каскад предпочтительно должен состоять по меньшей мере из двух и максимум из n+1 ступеней, где n соответствует количеству ступеней предназначенного для сжатия СО компрессора. По меньшей мере при выполнении расширительного каскада из n+1 ступеней выходящий с первой его ступени СО в газообразном состоянии без дополнительного сжатия вводят в поток отбираемого в качестве окончательного продукта СО.

Согласно изобретению распределение жидкого СО по ступеням расширительного каскада можно регулировать с помощью дроссельных органов таким образом, чтобы обеспечить охлаждение потока исходных веществ до необходимой температуры и одновременно минимизировать расход потребляемой компрессором энергии.

При наличии между обогащенной Н₂, содержащей СО газообразной фракцией, полученной в результате парциальной конденсации потока исходных веществ, и отбираемым в качестве продукта водородом достаточно большого перепада давлений для повышения выхода СО предлагаемое в изобретении устройство целесообразно снабдить расположенным вне криогенной газоразделительной установки блоком мембранного разделения, который позволяет практически полностью отделять водород от обогащенных Н₂, содержащих СО газообразных фракций, полученных при парциальной конденсации потока исходных веществ и нагретых за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. Оставшуюся смесь CO/H₂ (концентрат) для повышения выхода СО можно возвращать на криогенную газоразделительную установку. При наличии адсорбера для получения потока исходных веществ (например, из синтез-газа) отделенный в блоке мембранного разделения водород (пермеат) предпочтительно использовать в дальнейшем для регенерации им адсорбентов адсорбера.

В следующем варианте выполнения предлагаемого в изобретении устройства в нем предусмотрен компрессор, который позволяет повышать давление отбираемого из верха разделительной колонны, нагреваемого за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками обогащенного Н₂, содержащего СО так называемого дроссельного газа до уровня, при котором его можно вводить в пермеат.

При отсутствии достаточно большого перепада давлений между полученными в результате парциальной конденсации, обогащенными Н₂, содержащими СО газообразными фракциями и отбираемым в качестве продукта водородом и при необходимости получения не только СО, но и чистого водорода в качестве продукта предлагаемое в изобретении устройство предпочтительно снабдить адсорбционной установкой переменного давления (АУПД), которая позволяет очищать в ней поступающую из криогенной газоразделительной установки Н₂-фракцию. При предварительном пропускании разделяемого газа до его подачи в качестве потока исходных веществ на криогенную газоразделительную установку через промыватель для удаления СО₂ целесообразно предусмотреть возможность возврата содержащего СО остаточного газа из АУПД, а также обогащенного Н₂, содержащего СО дроссельного газа в поток исходного газа в точке перед промывателем для удаления СО₂. Для этого предлагаемое в изобретении устройство снабжено компрессором, который позволяет повышать давление остаточного газа из АУПД и давление дроссельного газа до необходимого для их возврата в цикл уровня.

Ниже изобретение более подробно рассмотрено на примере одного из вариантов его возможного осуществления со ссылкой на прилагаемый к описанию чертеж.

Рассмотренный ниже вариант осуществления изобретения относится к способу криогенного выделения СО и Н₂ в качестве продуктов из потока синтез-газа с использованием предназначенного для сжатия монооксида углерода компрессора с тремя ступенями для повышения давления СО до уровня, который должен иметь окончательно полученный СО. Содержание СН₄ в синтез-газе настолько мало, что CH₄ можно не удалять из окончательно полученного СО.

Из газогенератора G полученный в нем синтез-газ поступает по трубопроводу 1 в промыватель W для удаления СО₂, где синтез-газ очищают от преобладающей части содержащегося в нем СО₂, а также от воды и иных нежелательных примесей. Предварительно очищенный синтез-газ затем подают по трубопроводу 2 в адсорбер А, в котором из синтез-газа удаляют еще присутствующие в нем в остаточных количествах воду и СО₂. Далее очищенный синтез-газ подают в виде потока исходных веществ по трубопроводу 3 на помещенную в теплоизолированный кожух СВ криогенную газоразделительную установку, на которой синтез-газ подвергают охлаждению сначала в теплообменнике Е1, а затем в теплообменнике Е2, в который синтез-газ подают по трубопроводу 4. В теплообменнике Е2 в результате происходящей в нем конденсации из потока исходных веществ образуется смесь фаз, которую по трубопроводу 5 подают в сепаратор D1, в котором ее разделяют на состоящую преимущественно из СО жидкую фракцию и обогащенную водородом содержащую СО газообразную фракцию. Количество жидкой фракции в сепараторе D1 возрастает в результате происходящей в теплообменнике Е3 конденсации СО из газообразной фракции. Теплообменник Е3 интегрирован в сепаратор D1 и охлаждается жидким азотом, подаваемым извне установки по трубопроводу 6. По трубопроводам 7 и 8 азот подают в теплообменники Е2 и Е1, в которых он нагревается за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, и затем по трубопроводу 9 выводят из установки, сбрасывая в атмосферу.

Обогащенную СО жидкую фракцию подают из сепаратора D1 по трубопроводу 10 через клапан d в верхнюю часть предназначенной для удаления Н₂ стриппинг-колонны Т, где из этой жидкой фракции удаляют преобладающую часть еще растворенного в ней водорода. Обогащенная СО жидкость, качество которой уже соответствует качеству, которое должен иметь окончательный продукт, скапливается в кубе стриппинг-колонны Т и из него подается по трубопроводу 11 в расширительный каскад. Стриппинг-колонна Т нагревается интегрированным в теплообменник Е2 кипятильником, с которым она соединена трубопроводами 12 и 13.

Весь поток жидкого СО расширяют в дросселе а, при прохождении которого СО расширяется до давления на выходе из ступени среднего давления, имеющейся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого происходит охлаждение потока и частичное его превращение в газ. Газожидкостную смесь подают затем по трубопроводу 14 в сепаратор D2 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Часть жидкой фракции и всю газообразную фракцию отбирают из сепаратора D2 по трубопроводам 15 и 16 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 15 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 16. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 17 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 18 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 на выход его ступени среднего давления, смешивают с СО из двух первых ступеней компрессора С1 и сжимают до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.

Другую часть жидкой фракции подают из сепаратора D2 по трубопроводу 20 в дроссель b, при прохождении которого СО расширяется до давления на выходе из ступени низкого давления, имеющейся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого также происходит охлаждение потока и частичное его превращение в газ. Газожидкостную смесь подают далее по трубопроводу 21 в сепаратор D3 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Часть жидкой фракции и всю газообразную фракцию отбирают из сепаратора D3 по трубопроводам 22 и 23 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 22 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 23. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 24 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 25 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 на выход его ступени низкого давления, смешивают с СО из первой ступени компрессора С1, сжимают в ступени среднего давления до давления среднего уровня и в завершение вместе с потоком 18 газообразного СО подвергают сжатию в последней ступени компрессора до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.

На последней ступени расширительного каскада остальную жидкую фракцию подают из сепаратора D3 по трубопроводу 26 в дроссель с, при прохождении которого СО расширяется до давления всасывания на входе в ступень низкого давления, имеющуюся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого производится максимальный холод для холодной стороны теплообменника Е2. Газожидкостную смесь подают далее по трубопроводу 27 в сепаратор D4 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Всю жидкую и газообразную фракции отбирают из сепаратора D4 по трубопроводам 28 и 29 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 28 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 29. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 30 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 31 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 с его стороны всасывания на вход его ступени низкого давления, сжимают в ней до давления низкого уровня, и вместе с двумя другими потоками 25 и 18 СО сжимают в двух последующих ступенях компрессора до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.

В каждую из обеих ступеней более низкого давления жидкость подают только в таком количестве, которое необходимо для охлаждения потока 5 исходных веществ в теплообменнике Е2 до требуемой температуры. За счет каскадного расширения потока 11 жидкого СО образующиеся на отдельных стадиях каскадного расширения газообразные фракции всегда поступают в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 с давлением максимально высокого уровня. Благодаря этому значительно снижается по сравнению с уровнем техники расход энергии, потребляемой предназначенным для сжатия СО компрессором.

Обогащенную Н₂, содержащую СО газообразную фракцию, образующуюся при парциальной конденсации потока исходных веществ, отбирают из сепаратора D1, нагревают в обоих теплообменниках Е2 и Е1, в которые ее подают по трубопроводам 32 и 33, и по трубопроводу 34 подают в адсорбер А для регенерации адсорбентов. После регенерации адсорбентов газ подают по трубопроводу 35 на адсорбционную установку DA переменного давления, очищают на ней и отбирают по трубопроводу 36 в качестве окончательно полученного Н₂.

Содержащий СО остаточный газ из адсорбционной установки DA переменного давления подают по трубопроводу 37 в компрессор С2, сжимают в нем и по трубопроводу 38 вводят в синтез-газ 1 в точке перед промывателем W для удаления CO₂.

Из верхней части предназначенной для удаления Н₂ стриппинг-колонны Т отбирают так называемый дроссельный газ, который состоит преимущественно из водорода, но чистота которого из-за присутствия в нем монооксида углерода не соответствует чистоте, которую должен иметь окончательный продукт. Дроссельный газ по трубопроводам 39 и 40 последовательно поступает в оба теплообменника Е2 и Е1 и нагревается в них. Затем дроссельный газ подают по трубопроводу 41 в компрессор С2 в промежуточной точке между его ступенями и совместно с остаточным газом 37 из адсорбционной установки DA переменного давления вводят по трубопроводу 38 в синтез-газ 1.

1. Способ выделения газообразного потока монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н₂) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения на криогенной газоразделительной установке его охлаждением за счет косвенного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками и одностадийной парциальной конденсацией с последующими низкотемпературным фракционированием в разделительной колонне обогащенного СО, содержащего Н₂ конденсата, образовавшегося в результате парциальной конденсации и отделенного в сепараторе от обогащенной Н₂, содержащей СО газообразной фракции, испарением и/или нагреванием холодных продуктов разделения и сжатием газообразного СО до давления окончательного продукта с помощью имеющего предпочтительно более одной ступени предназначенного для сжатия СО компрессора, отличающийся тем, что жидкий СО отбирают из куба разделительной колонны и подвергают каскадному расширению, при котором после каждого частичного расширения поток СО разделяют на газообразную фракцию и жидкую фракцию, часть которой направляют на следующую стадию каскадного расширения и подвергают на ней расширению до давления