CN102959352B - 二氧化碳和氢气的分离 - Google Patents

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Abstract

描述了在包含含有至少一个压缩机和/或热交换器的压缩和/或冷却***和气-液分离器容器和H2S回收单元的装置中将含有硫化氢（H2S）杂质的气流分离成富氢（H2）蒸气流、二氧化碳（CO2）流和富H2S蒸气流的方法。例如，该方法包括下列步骤：（a）将该气流送入压缩和/或冷却***以使该气流中的二氧化碳冷凝形成两相流；（b）将该两相流直接或间接送往气-液分离器容器和从该分离器容器中取出富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的液体CO2流；（c）将所述含有溶解的H2S杂质的液体CO2流送往包含汽化CO2和H2S的蒸发器/冷凝器和分离气态H2S和CO2的H2S吸收器的H2S回收单元，其中送往分离器的两相流在80巴至400巴的压力下。在一些用途中，H2S回收单元的压力为至少30巴。在一个优选实例中，在任选步骤中最优选以H2S和CO2吸收器共用相同（优选甲醇）溶剂的构造在CO2吸收器中通过溶剂萃取除去富氢蒸气流中的残留CO2。

Description

二氧化碳和氢气的分离
本发明涉及从气体混合物中分离可冷凝气体，例如二氧化碳。本发明的实例涉及从包含氢气和二氧化碳的合成气流中回收浓缩形式的二氧化碳和氢气，由此生成可用于化学工艺或可封存或用于在最终封存之前提高原油采收率的二氧化碳流，和可用作发电厂燃料由此发电或用作燃火加热器的低压燃烧器的燃料或用作重整器或锅炉的燃料或用作一个或多个炼油流改质用的炼油厂进料流或用作化学工艺的氢进料的氢气流。在特定实例中，本发明涉及合成气流含有显著含量硫化物杂质，如硫化氢的方法。
US 3,614,872涉及用于将变换合成气进料流分离成富二氧化碳产物流和富氢产物流的自动制冷方法，包括下列步骤：
（1）通过在多个单独冷却区中的非接触对流热交换在超大气压下逐步冷却该变换合成气进料流，其中在各单独冷却区中，该方法中随后产生的一个或两个具有不同组成的冷却剂流与一个合成气进料流呈热交换关系通过，由此将该合成气进料流冷却至低于该合成气进料流的压力下的露点的温度，且其中在至少一个单独冷却区中，该合成气分流流过，其各分流被不相互热交换的具有不同组成的分开的产物流冷却，并在气-液分离区中分离液化富二氧化碳产物流和气态富氢产物流；
（2）从（1）中的分离区中取出至少一部分所述液化富二氧化碳产物流，基本在其从分离区中取出的温度下膨胀并使所述膨胀部分在比所述分离区低的压力下作为所述冷却剂流之一经过（1）中的至少一个冷却区，并在比所述分离区中高的温度下在气相中取出离开（1）的富二氧化碳产物流；
（3）同时从（1）的分离区中取出至少一部分所述气态富氢产物流和使所述部分作为所述其它冷却剂流经过（1）中的至少一个冷却区，其与（2）中由所述第一冷却剂流冷却的任何冷却区分开和不同；和
（4）在比所述分离区中的温度高的温度下从（3）中取出气态富氢产物流。
根据US 3,614,872的描述，干燥进料气体在基本初始管线压力，即大约1400 psig（96.5 barg）的压力下进入该***的分离部分。还据说，在启动时，关闭背压阀20，来自分离器19顶部的富氢产物流通过经过膨胀阀而从1400 psig减压大约140 psig（9.65 barg）。通过经该阀膨胀，这种气态流的温度降至-78℉而没有固体形成。该冷却富氢产物气体随后用作冷却器13中的内制冷剂。还据说，如果该压缩富氢产物气体不经阀等焓膨胀而是等熵膨胀，可实现更高制冷效率；也就是说，该气体用于运行膨胀式发动机或使涡轮发电机的转子活动。但是，在启动后，不必再在-78℉的温度下向冷却器13供应制冷剂。因此，该富氢产物流可绕过膨胀阀并在大约-55至-65℉的温度下引入冷却器13中。这种方案据说避免之前经膨胀阀发生的大压降。
2008年7月31日提交的我们的共同待审欧洲专利申请08252610.4公开了一种方法，其包括在压缩***中将合成气流加压至150至400 barg的压力和随后使该压缩合成气进料流经过与该方法中随后产生的多个内制冷剂流呈热交换关系的热交换器***，以便可将离开该热交换器***的高压（HP）合成气流冷却至-15至-55℃的温度。离开该热交换器***的冷却HP合成气随后在气-液分离器容器中分离——经过该热交换器***和分离器容器的压降可忽略不计，由此形成HP富氢（H2）蒸气流和HP液体二氧化碳（CO2）流，该分离实现从合成气进料流中75%至95%的CO2捕获。该HP富H2蒸气流可随后通过经过包含串联布置的多个涡轮膨胀机的涡轮膨胀***来减压至任何所需压力。特别地，富氢蒸气流可以在发电厂燃气轮机的燃烧器所需的燃料气体进料压力下（例如在30 barg的压力下）获得。还教导，离开该串联的各涡轮膨胀机的膨胀富H2蒸气流可用作内制冷剂流，由此为热交换器***提供大部分制冷负荷。涡轮膨胀机中富H2蒸汽的膨胀也可用于驱动该压缩机***的压缩机的转子或轴或驱动涡轮发电机的转子或轴，由此在处理含有56摩尔%氢气和43摩尔% CO2的28,000 kmol/小时合成气时实现小于30 MW，优选小于25 MW的合成气流分离成富氢蒸气流和液体CO2流的净功耗。
现在已经发现，可以修改我们之前的专利申请中描述的方法以通过使硫化氢富集在HP液体CO2流中、汽化所述流和经溶剂萃取分离组分来处理含硫化氢杂质的合成气。其优点在于，不需要一般而言能量效率较低的用于除去硫化氢的合成气流上游处理。
因此，根据本发明提供在包含（a）含至少一个压缩机的压缩***、（b）热交换器***、（c）气-液分离器容器、（d）包含串联布置的多个涡轮膨胀机的涡轮膨胀***和（e）H2S回收单元的CO2冷凝装置中将含有硫化氢（H2S）杂质的合成气流分离成富氢（H2）蒸气流、液体二氧化碳（CO2）流和富H2S蒸气流的方法，该方法包括下列步骤：
（A）将该合成气流在10至60 barg的压力下送入CO2冷凝装置的压缩***以使该合成气升压至80至400 barg，例如150至400 barg的压力；和用外冷却剂和任选外制冷剂冷却所得高压（HP）合成气流以除去至少一部分压缩热；
（B）通过使该HP合成气流经过与多个内制冷剂流呈热交换关系的热交换器***，将步骤（A）中形成的HP合成气流冷却至-15至-55℃的温度，其中该内制冷剂流选自冷富氢蒸气流和液体CO2流；
（C）将步骤（B）中形成的冷却HP合成气流直接或间接送往在与热交换器***基本相同的压力下运行的气-液分离器容器，并从该分离器容器顶部或顶部附近取出高压（HP）富氢蒸气流和从该分离器容器底部或底部附近取出含有溶解的H2S杂质的高压（HP）液体CO2流；
（D）将来自步骤（C）的HP富氢蒸气流送入涡轮膨胀***，在此该富氢蒸气流在该串联的各涡轮膨胀机中发生等熵膨胀以在降低的温度下和在依次递减的压力下从该串联的涡轮膨胀机中取出富氢蒸气流，且其中该串联的各涡轮膨胀机中富氢蒸气的等熵膨胀用于驱动压缩***的压缩机和/或驱动发电机的涡轮，和
（E）将来自步骤（C）的含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流送往包含用于汽化CO2和H2S的蒸发器/冷凝器和用于分离气态H2S和CO2的H2S吸收器的H2S回收单元。
优选地，将步骤（B）中形成的冷却HP合成气流送往包含至少一个深冷分离阶段的深冷分离***，其中深冷分离阶段包含使用外制冷剂的热交换器和气-液分离器容器。相应地，本发明的步骤（C）中所用的气-液分离器容器可以是使用外制冷剂的单深冷分离阶段的气-液分离器容器或是一系列深冷分离阶段的最终气-液分离器容器，其中各深冷分离阶段使用外制冷剂并在渐低的温度下运行。
本发明的方法的一个优点在于，在气-液分离器中从气流中分离至少50%，例如至少70%。本发明的方面的方法的一个优点在于，从合成气进料流中分离至少75%，优选至少90%，更优选至少95%的二氧化碳，二氧化碳捕获水平取决于HP合成气流的压力和取决于是否用外制冷剂对步骤（B）中形成的冷却合成气流施以低温冷却。因此，已经发现，如果步骤（B）中形成的冷却HP合成气流在没有用外制冷剂低温冷却的情况下直接送往气-液分离器容器，可以从合成气进料流中捕获75至85%的CO2（随合成气进料流的压缩提高，CO2捕获水平提高）。本领域技术人员会理解，随着在高于80 barg的最小压力提高合成气进料流的压缩，CO2捕获水平提高。在一些实例中，该压力为150 barg或更大。本领域技术人员还会理解，CO2捕获水平取决于HP合成气流在热交换器***和任选深冷分离***中冷却至的温度。
在本发明的实例中，通过更高的二氧化碳分离和因此更高的洗除二氧化碳的气流的压力提高膨胀机的功。本发明人已确定，使用更高的分离压力，可由于更高的二氧化碳分离率而在冷却该压缩气体和由高压富氢气体膨胀机产生的冷热之间实现热负荷平衡。在一些实例中已经发现，气-液分离器中的分离步骤的压力有利地在150巴至400巴。在一些情况中，这种压力可导致80至90%的二氧化碳分离率。
优选在分离器下游提供二氧化碳洗涤器。该洗涤器优选在大于50巴，优选大于60巴的压力下运行。该洗涤器优选在80至400巴的压力下运行。
使用高压低温分离和辅助洗涤器（例如物理溶剂）可实现效率。例如，对物理洗涤器而言，随着压力提高、温度降低和/或洗涤组分量降低，所需溶剂流速降低。因此在本发明的实例中，与常规***相比，可降低溶剂流速。因此也可以降低能量消耗。由于洗涤器尺寸取决于体积气体流速，高压和低温的使用允许使用更小洗涤器。
在使用高压低温分离和辅助物理洗涤器的实例中，可以实现高二氧化碳回收率以及液体形式的H2S回收。根据本发明的方面，用于物理洗涤器的相同物理吸收剂可用于从汽化CO2中洗除汽化H2S。
本发明的另一优点在于，在富H2蒸气流中回收通常至少98%，优选至少99%，更优选至少99.5%，特别是至少99.8%的氢气。本发明的方法的又一优点在于，在步骤（C）中分离的富氢蒸气流在基本高于发电厂的至少一个燃气轮机的燃烧器的最低燃料气体进料压力（入口压力）的压力下。因此，可以在步骤（D）中通过在一系列涡轮膨胀机中使该HP富氢蒸气流等熵膨胀来将该HP富氢蒸气流减压至燃气轮机的燃烧器所需的入口压力，由此提供可用于在步骤（B）中冷却HP合成气流的冷富H2蒸气流（内制冷剂流）。此外，该系列的各涡轮膨胀机中的富氢蒸气流的等熵膨胀产生功，其可用于驱动该压缩***的压缩机或用于驱动电动机的至少一个涡轮机由此产生用在该方法中（例如用于运行压缩***的一个或多个电压缩机）的电。因此，可以使用涡轮膨胀机回收大部分压缩能，由此提高该方法的总能量效率。但是，要认识到，存在能量损失并且需要额外功率运行该压缩***的压缩机。还认识到，如果该富氢蒸气流要用于不同用途，例如用作燃火加热器的低压燃烧器的燃料或用作重整器或锅炉的燃料或用作一个或多个炼油流改质用的炼油厂进料流或用作化学工艺的氢进料，可以使该HP富氢蒸气流膨胀至燃气轮机的燃烧器的入口压力以下的压力。
本发明的又一优点在于，可以使合成气中存在的基本所有硫化物杂质富集在HP液体CO2流中，由此更容易分离和弃置。如果CO2将地下封存并且需要除去危害环境的污染物，这尤其重要。尽管在本说明书通篇中使用术语硫化氢（H2S），因为其是迄今最常见的杂质，但普通技术人员会理解，该术语涵盖工业制成的合成气中可能存在的所有挥发性含硫污染物，包括H2S与更少量挥发性硫醇的混合物。
该合成气进料流可以在气化器中由固体燃料，如石油焦或煤生成或在重整器中由气态烃原料生成。来自气化器或重整器的合成气含有高量一氧化碳。因此，在变换炉装置中处理该合成气，在此依据水煤气变换反应(WGSR) CO +H2O → CO2 + H2在变换催化剂上将合成气流中所含的基本所有一氧化碳转化成二氧化碳。
该变换炉装置可以是含有变换催化剂的单变换反应器。但是，该变换炉装置优选包含含有高温变换催化剂的高温变换反应器和含有低温变换催化剂的低温变换反应器。水煤气变换反应是放热的并造成经过变换炉装置的显著升温。因此，可以通过连续取出一部分变换的合成气流并与一个或多个工艺流，例如与锅炉给水或与蒸汽（用于生成过热蒸汽）热交换以将这种流冷却来冷却变换炉装置。
离开变换炉装置的合成气主要包含氢气、二氧化碳和水蒸汽和较小量的H2S、一氧化碳和甲烷。通常，在CO2冷凝装置上游通过与至少一个冷工艺流热交换来将离开变换炉装置的合成气冷却至30至50℃，例如大约40℃的温度，以冷凝出冷凝物（主要由水构成）。通常，该冷工艺流是在合成气生成过程中使用的工艺流。随后例如在冷凝鼓中从冷却的合成气流中分离出冷凝物。
在除去任何冷凝物（见上文）后，该合成气流在送往CO2冷凝装置之前优选干燥，因为合成气流中的任何水分会冻结并可能在该装置中造成堵塞。该合成气流可经由分子筛床或使用溶剂，例如三乙二醇以选择性吸收水的吸收塔干燥。干燥的合成气流优选具有小于1 ppm（按摩尔计）的水含量。
随后将该合成气流在10至60 barg，优选20至60 barg，特别是40至60 barg的压力下送入CO2冷凝装置的压缩***。合成气送入CO2冷凝装置的压缩***时的温度不重要。但是，该合成气流优选在25至50℃，例如30至40℃的温度下送入CO2冷凝装置的压缩***。该合成气流随后在压缩***中压缩至80至400 barg，例如150至400 barg，优选175至360 barg，更优选250至360 barg，最优选300至360 barg，特别是330至360 barg的压力。该压缩***优选是包含串联布置的多个压缩机的多级压缩机***。但是，如果将合成气进料流压缩至较低压力，例如80 barg，150至200 barg或更低，优选150至180 barg的压力，可以使用单级压缩。因此，多级压缩***在来自压缩***的排放压力较高时是优选的，在来自压缩***的排放压力较低时是任选的。通常，将该压缩***的压缩机安装在可由电动机、燃气轮机或蒸汽轮机驱动的轴上。或者，压缩***的压缩机和涡轮膨胀***的涡轮膨胀机可安装在共用轴上以使涡轮膨胀机中富氢蒸气的等熵膨胀可用于驱动该压缩机。
用在本发明的方法中的典型多级压缩***包含至少一个低压（LP）压缩机，优选为安装在共用驱动轴上的两个或三个LP压缩机，和至少一个高压（HP）压缩机，优选为安装在另一共用驱动轴上的一个或两个HP压缩机（这些驱动轴可经由齿轮***连接）。LP和HP压缩机串联布置。如本领域技术人员公知的那样，通过平衡经过该串联的压缩机的压缩负荷来实现提高的压缩效率。因此，该串联的连续压缩机之间的压缩比基本相同。
通常，该压缩的HP合成气流在经过热交换器***之前冷却以除去至少一部分，优选基本全部压缩热，由此降低热交换器***的冷却负荷。如果存在单压缩阶段，通过使HP合成气流经过与外冷却剂和/或外制冷剂呈热交换关系的该压缩***的至少一个热交换器，从该HP合成气中除去至少一部分压缩热。如果存在多个压缩阶段，该多级压缩***优选配有至少一个级间热交换器，其中压缩气体在送往该串联中的下一压缩机之前用外冷却剂冷却。优选在该串联中的各压缩机之间提供级间热交换器。多级压缩***还配有在最终压缩阶段后的至少一个热交换器，在此在送往热交换器***之前用外冷却剂和/或外制冷剂冷却HP合成气流。通常，来自最终压缩阶段的压缩HP合成气流在送往热交换器***之前可经过与外冷却剂呈热交换关系的第一热交换器，随后经过与外制冷剂呈热交换关系的第二热交换器。适用在压缩***的热交换器中的外冷却剂包括空气、水或冷工艺流，如在步骤（C）中形成的富H2蒸气流或由本发明的方法输出的最终富H2蒸气流。适用在压缩***的热交换器中的外制冷剂包括丙烷、丙烯和氨。
如果离开压缩***的HP合成气尚未与外制冷剂热交换，该HP合成气通常在20至50℃，特别是25至40℃的温度下离开压缩***。如果离开压缩***的HP合成气已经与外制冷剂热交换，该HP合成气通常在0至-30℃，例如0至-10℃的温度下离开压缩***。
随后使该HP合成气流经过CO2冷凝装置的热交换器***，在此用多个内制冷剂流，即该方法中随后产生的冷工艺流冷却该HP合成气流。内制冷剂流可选自冷富氢蒸气流，特别是来自涡轮膨胀***的涡轮膨胀机的冷膨胀富氢蒸气流和液体CO2流。通常，该HP合成气流在热交换器***中冷却至-15至-55℃，优选-25至-50℃，例如-35至-40℃的温度。通常，经过该热交换器***的压降极小，例如小于1.5巴，优选小于1.0巴的压降。
通常，该热交换器***包含多通道热交换器，HP合成气流经过多通道热交换器的通道——与行经该多通道热交换器中的另外通道的多个内制冷剂流呈热交换关系。作为在压缩***的热交换器中用外制冷剂预冷HP合成气流的替代方案，考虑使一个或多个外制冷剂流经过多通道热交换器中的另一些通道，由此为HP合成气流提供额外冷却负荷。优选地，HP合成气流以内制冷剂流和任选外制冷剂流的对流方向经过多通道热交换器。
或者，该热交换器***可包含串联布置的多个分立或独立的热交换器，其中该串联的热交换器在依次递减的温度下运行。因此，HP合成气流在经过该串联的热交换器时通过与进给至在依次递减的温度下的该串联的第一和相继热交换器的多个内制冷剂流热交换来冷却。也考虑该热交换器***可包含多通道热交换器和一个或多个独立热交换器，该独立热交换器布置在多通道热交换器上游和/或下游。HP合成气流优选以送入独立热交换器的内制冷剂流的对流方向经过该独立热交换器。
该压缩***的多通道热交换器可以是生成液化天然气的方法中使用的类型，如铜焊的（brazed）铝板翅式热交换器（plate-fin heat exchange）或扩散粘结的热交换器。或者，该多通道热交换器可以是多体壳管式热交换器，其包含（a）布置在热交换器的壳中的管，其中热交换器的壳包含多个隔室且其中使HP合成气流经过管并使内制冷剂流与流经管的HP合成气呈热交换关系地经过壳的各隔室；或（b）布置在热交换器的壳中的多个管，其中该壳包含单隔室并使HP合成气经过该隔室和使内制冷剂流与流经该壳的单隔室的HP合成气呈热交换关系地经过各管。因此，术语“通道”包括在铜焊的铝板翅式热交换器或扩散粘结的热交换器的板之间以及在多体壳管式热交换器的隔室和管之间形成的通道。
该压缩***的独立热交换器可以是壳管型（shell and tube type）的（单体壳管式热交换器），HP合成气流经过管程（tube side），内制冷剂流经过热交换器的壳程（shell side），或反之亦然。但是，使用独立热交换器预冷HP合成气流的方法与在本发明的步骤（B）中完全或部分使用多通道热交换器冷却HP合成气流的方法相比具有降低的效率。
来自热交换器***的冷却HP合成气流是由液相和蒸气相构成的两相流。对HP合成气流在热交换器***中可冷却至的温度有限制，因为该温度必须保持高于会形成固体CO2的值。这通常在-56℃的温度下发生（纯CO2的三相点在5.18巴和-56.4℃的温度下），尽管H2的存在可能降低这种冰点。在热交换器***中由于与所述多个内制冷剂流热交换而实现的冷却量取决于在涡轮膨胀***中实现的等熵膨胀富氢蒸气流的冷却量，其又取决于在步骤（C）中形成的HP富氢蒸气流的压力和在步骤（D）中离开涡轮膨胀***的最终涡轮膨胀机的富H2蒸气流的压力。涡轮膨胀***的涡轮膨胀机的发电量还取决于该富氢蒸气在涡轮膨胀***中发生等熵膨胀的程度，其还取决于在步骤（C）中形成的富H2蒸气流的压力和在步骤（D）中离开涡轮膨胀***的最终涡轮膨胀机的富H2蒸气流的压力。
来自热交换器***的冷却合成气流可直接送往优选在与热交换器***基本相同的压力下运行的气-液分离器容器。因此，经过该分离器容器的压降通常为0.1至5巴，优选0.1至1巴，特别是0.1至0.5巴。相应地，从气-液分离器容器顶部或顶部附近取出HP富氢蒸气相并送往涡轮膨胀机***，同时从气-液分离器容器底部或底部附近取出含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流。
如果需要相对较高的碳捕获水平，例如从合成气进料流中捕获大于90%，优选大于95% CO2（基于该合成气进料流的摩尔组成）并且在压缩***和热交换器***中实现的HP合成气的冷却不足，可以将离开热交换器***的冷却HP合成气送往CO2冷凝装置的深冷分离***，其中该深冷分离***包含至少一个深冷分离阶段。深冷分离阶段包含使用外制冷剂的热交换器和气-液分离器容器。运行该深冷分离***以使经过深冷分离阶段没有显著压降。如果深冷分离***包含单深冷分离阶段，如下形成HP富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流：（i）使离开热交换器***的冷却HP合成气经过单深冷分离阶段的热交换器，在此用外制冷剂将其冷却，（ii）将所得冷却HP流送往单深冷分离阶段的分离器容器，在此富H2蒸气相与含有溶解的H2S杂质的液体CO2相分离，和（iii）从单深冷分离阶段的分离器容器中取出HP富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流。如果使用单深冷分离阶段无法实现所需二氧化碳捕获水平，如下形成HP富氢蒸气流和多个含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流：（i）使离开热交换器***的冷却HP合成气经过多级深冷分离***的第一热交换器，在此用外制冷剂将其冷却，（ii）将所得冷却HP流送往第一深冷分离阶段的分离器容器，在此富H2蒸气相与含有溶解的H2S杂质的液体CO2相分离，（iii）从第一深冷分离阶段的分离器容器中取出HP富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流，（iv）使HP富氢蒸气流经过进一步深冷分离阶段的热交换器，在此用另一外制冷剂将其冷却至其露点以下，由此形成冷却的两相流，（v）将该冷却的两相流送往所述进一步深冷分离阶段的分离器容器，在此富氢蒸气相与含有溶解的H2S杂质的液体CO2相分离，和（vi）从所述进一步分离阶段的分离器容器中取出HP富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流和（vii）如果必要，通过使HP富氢蒸气流经过一个或多个进一步深冷分离阶段来重复步骤（iv）至（vi）直至实现所需CO2捕获。相应地，从该串联的最终深冷分离阶段的气-液分离器容器中取出HP富氢蒸气流。
如果在热交换器***中将该HP合成气流冷却至-30至-40℃，例如大约-37℃的温度，该深冷分离***可包含具有-40至-55℃，优选-45至-50℃的运行温度的单深冷分离阶段。如果离开热交换器***的HP合成气流在更高温度，例如-15至大于-30℃的温度下，该深冷分离***可包含串联布置的多个深冷分离阶段，这些深冷分离阶段的分离器容器在依次递减的温度下运行。各深冷分离阶段的运行温度取决于HP合成气流在热交换器***中已冷却至的温度、深冷分离阶段数和所需二氧化碳捕获水平。对最终深冷分离阶段中的最低温度有限制，因为该温度必须保持高于会形成固体CO2的值（见上文）。通常，最终深冷分离阶段在-40至-55℃，优选-45至-50℃的温度下运行。
可用作深冷分离阶段的热交换器中的制冷剂的合适的外制冷剂包括丙烷、乙烷、乙烯、氨、氢氯氟烃（HCFC's）和混合制冷剂。典型的混合制冷剂包含至少两种选自丁烷、丙烷、乙烷和乙烯的制冷剂。可以在外制冷剂线路中使用本领域技术人员已知的任何方法，包括液化天然气生产中已知的方法将这些制冷剂冷却至所需制冷温度。也可以通过与来自涡轮膨胀***的涡轮膨胀机的一个或多个冷等熵膨胀的富H2蒸气流热交换来将这些制冷剂冷却至所需制冷温度。选择深冷分离阶段用的外制冷剂以实现所需运行温度。例如，当HP合成气流的进料温度为-15至大于-30℃且深冷分离阶段的所需运行温度为-20至大于-30℃时，可以使用丙烷作为制冷剂，而当HP合成气流的进料温度为-30至-40℃且深冷分离阶段的所需运行温度为-40至-55℃，优选-45至-50℃时，可以使用乙烷和/或乙烯作为外制冷剂。
如上论述，该深冷分离***在经过该***的一个或多个深冷分离阶段的压降极低的情况下运行。通常，经过深冷分离***的压降为1至5巴，优选1至3巴，特别是1至2巴。因此，如果有多个深冷分离阶段，这些可以在基本相同的压力下运行。但是，可能容许经过深冷分离***的更高压降，例如5至20巴，优选5至10巴的压降。
在一个实施方案中，在送入涡轮膨胀***之前，步骤（C）中形成的HP富H2蒸气流可通过使该冷HP富H2蒸气流经过与HP合成气流呈热交换关系的多通道热交换器中的另一通道（或经过独立热交换器）而用于在步骤（B）中冷却HP合成气流。或者，该HP富H2蒸气流可用作压缩***的热交换器用的冷却剂。
在另一优选实施方案中，将HP富H2蒸气流送入CO2吸收器，在此其与吸收其中所含的任何残留CO2和H2S的溶剂接触。该处理过的HP富H2蒸气流此后直接或经由上述多通道热交换器送入涡轮膨胀***。最后，通过使用共用溶剂——其允许将萃出的CO2与之前分离的合并，上述CO2吸收器可以有利地与H2S吸收器集成。通常在富H2蒸气流输送压力和例如-20至-75℃的低温下使用甲醇或二醇醚溶剂（见下文）进行溶剂萃取。
送入涡轮膨胀***的HP富H2蒸气流在升高的压力下。因此，通过经过膨胀***的串联涡轮膨胀机，将富H2蒸气流减压至所需出口压力。在涡轮膨胀机中从富H2蒸气流中回收的膨胀能可用于驱动电动涡轮或可用于直接驱动压缩机***的压缩机。如上论述，富H2蒸气流的等熵膨胀造成显著冷却。在从涡轮膨胀***的涡轮膨胀机中取出的一个或多个，优选全部的冷等熵膨胀的富氢蒸气流用于在步骤（B）中冷却HP合成气流时，设定涡轮膨胀机的运行压力以优化膨胀机效率和确保膨胀的富H2蒸气流的排放温度不落在-56℃（CO2的冰点）以下。通常，该膨胀流的排放温度为-15℃至-50℃，优选-20℃至-50℃，特别是-30至-50℃。但是，也考虑使用一个或多个冷等熵膨胀的富氢蒸气流作为用于不同用途的内制冷剂，例如冷却该方法中使用的外制冷剂（如丙烷或乙烷）或冷却非等熵膨胀的富H2蒸气流以使其可用作本发明的方法中的内制冷剂。由于在内制冷剂用于这些用途时没有形成固化CO2的危险，该膨胀流的排放温度可低于-55℃。
当离开热交换器***的HP合成气流直接送往气-液分离器容器或送往包含单深冷分离阶段的深冷分离***时，获得单个含有溶解的H2S杂质的液体CO2流。同样地，如果离开热交换器***的HP合成气流送往使用多个深冷分离阶段的深冷分离***，由各深冷分离阶段获得分开的含有溶解的H2S杂质的液体CO2流。优选地，将来自所述多个深冷分离阶段的含有溶解的H2S杂质的液体CO2流合并形成含有溶解的H2S杂质的合并液体CO2流。
在该方法的步骤（E）中，含有溶解的H2S杂质的液体CO2流或合并的液体CO2流接着经膨胀机送入蒸发器/冷凝器，在此其通过膨胀和加热恢复气体形式。优选地，在这样做之前，其用作热交换器***中的内制冷剂，由此在步骤（B）中为HP合成气进料流提供进一步冷却。所用蒸发器/冷凝器合适地为能通过加热使含有溶解的H2S的液体CO2流汽化和升温的蒸发器/冷凝器。同时，由这种蒸发产生的冷却效应用于冷却和再冷凝从H2S吸收器中返回的纯化气态CO2。
接着将CO2和H2S的气体混合物送入H2S吸收器，优选送入塔吸收器的底部，在此其与选择性吸收H2S的溶剂接触，合适地对流接触。用于实施这种分离的溶剂萃取法是本领域中公知的并包括分别使用冷却甲醇和冷却的聚乙二醇二甲醚混合物作为吸收剂的RectisolrM和Selexol™方法。通常在升高的压力，例如大于10 barg和低温，例如-20至-75℃下进行萃取。随后从吸收塔塔顶取出纯化CO2并送回蒸发器/冷凝器，在此由不纯液体CO2进料的汽化产生的冷却效应使其再冷凝。如此产生的液体可随后最后一次洗涤以产生输出场外的纯液体CO2。对于H2S吸收器中产生的污染的溶剂，这从吸收器底部取出并任选在汽提塔中处理以除去气态H2S流以弃置和再生可再循环的未污染溶剂。任选地，可以在吸收器和汽提塔之间***CO2吸收器以回收富氢蒸气流中的任何CO2。在这种实施方案中，在经过涡轮膨胀机之前处理离开气-液分离器的富氢蒸气流。从汽提塔中回收的气态H2S流可以通过例如克劳斯法处理以回收元素硫。
从本发明的方法中输出的液体CO2产物流优选包含至少95摩尔% CO2，特别是至少98摩尔% CO2，余量主要为氢气及一些惰性物，例如氮气和/或CO。如果封存液体CO2产物流，通常将其输送至将液体CO2产物流传送至油田接收设施的管路，在此液体CO2产物流可用作油储层（oil reservoir）的注入流体。如果必要，液体CO2产物流在注射到注入井下和注入油储层之前泵至高于油储层的压力。注入的CO2将储油岩石中所含的烃置换至生产井以提高从中的烃回收率。如果与烃一起从该生产井产生任何二氧化碳，可以将二氧化碳与烃分离以再注入油储层。也考虑可通过注入含水层（aquifer）或枯竭油或气储层（gas reservoir）以储存在此来封存液体CO2产物流。
通常，获自CO2冷凝装置的富H2蒸气流中所含的CO2量小于10摩尔% CO2，优选小于5摩尔% CO2，更优选小于2摩尔% CO2，特别是小于1摩尔% CO2。该富H2蒸气流可包含痕量一氧化碳（CO）和甲烷，例如按摩尔计小于500 ppm。获自CO2冷凝装置的富氢蒸气流的其余部分为氢气。
如上论述，获自CO2冷凝装置的富H2蒸气流可用作燃火加热器的低压燃烧器的燃料或用作重整器或锅炉的燃料或用作一个或多个炼油流改质用的炼油厂进料流或用作化学工艺的进料。但是，优选使用该富H2蒸气流作为发电厂的至少一个燃气轮机的燃烧器的燃料气流，由此发电。如上论述，本发明的一个优点在于，可以在高于燃气轮机的燃烧器的最低入口压力下获得燃料气流。通常，该燃料气流的进料压力（燃气轮机的燃烧器的入口压力）为25至45 barg，优选28至40 barg，特别是30至35 barg。通常，该燃气轮机的燃烧器在15至20巴绝对压力下运行。因此，不要求压缩机将燃料气流压缩至燃气轮机的燃烧器的入口压力。优选地，该富H2蒸气流在作为燃料气体送入燃气轮机的燃烧器之前用中压氮气和/或中压蒸汽稀释。因此，送入燃气轮机的燃烧器的燃料气流优选含有35至65摩尔%氢气，更优选45至60摩尔%氢气，例如48至52摩尔%氢气。
已经发现，在处理28,000 kmol/小时的含有56摩尔%氢气和43摩尔% CO2的合成气时，在涡轮膨胀***的涡轮膨胀机中从富H2蒸气流中回收的膨胀能（当在大约30 barg的压力下获得燃料气流时）可以将该分离法的净功耗降至小于30 MW，优选小于25 MW，特别是小于23 MW。净功耗被定义为是：[压缩***中的功耗 + 外制冷剂压缩***（如果使用）中的功耗] - 涡轮膨胀***中产生的动力]。
将来自发电厂燃气轮机的废气送往热回收蒸汽发生器装置（HRSG），在此该废气可以与各种工艺流热交换。任选地，通过为HRSG提供点火后***，例如点火后燃烧器，提高该燃气轮机废气的温度。合适地，向点火后燃烧器进给一部分氢气燃料流，并在燃烧器中用废气中所含的残留氧燃烧该氢气燃料流。合适地，废气在该点火后***中升温至500至800℃。
通常，HRSG产生和过热用在至少一个蒸汽轮机中和/或生成合成气的方法中和/或用于稀释燃料气流的蒸汽。通常，HRSG能够生成高压（HP）蒸汽、中压（MP）蒸汽和低压（LP）蒸汽并能够过热这些蒸汽流。HRSG还能再加热作为来自多级蒸汽轮机的高压阶段的废气流产生的MP蒸汽。此外，HRSG可用于加热锅炉给水（例如送入变换炉装置的废热锅炉的锅炉给水）。
冷却废气从HRSG经由烟囱排放到大气中。烟囱优选带有用于监测例如该冷却废气的NOx含量的连续排放监测***。
在本发明的另一实施方案中，提供用于从含有H2S杂质的合成气流中分离二氧化碳和氢气的二氧化碳冷凝装置，该装置包含：
（a）提供含有H2S杂质的合成气进料流的装置；
（b）用于将该合成气进料流压缩至80至400 barg，例如150至400 barg的压力的压缩***；
（c）用多个内制冷剂流将该压缩的合成气流冷却至-15至-55℃的热交换器***，由此部分冷凝该压缩合成气流；
（d）用于将该部分冷凝的压缩合成气流分离成富氢蒸气流和含有溶解的H2S的液体CO2流的气-液分离器容器，经过该气-液分离器容器的压降极小（minimal）；
（e）用于使分离的富氢蒸气流膨胀至依次递减的压力的包含串联布置的多个涡轮膨胀机的涡轮膨胀机***，其中该涡轮膨胀机***适合在等于或高于发电厂的至少一个燃气轮机的燃烧器的最低燃料气体进料压力的压力下从该串联中的最终涡轮膨胀机产生富氢蒸气流，且其中该串联中的各涡轮膨胀机适合提供用作热交换器***的内制冷剂流的富氢蒸气流和
（f）用于除去溶解在该液体CO2流中的H2S的H2S回收单元，其包含用于蒸发和再冷凝液体CO2的蒸发器/冷凝器和适用于通过溶剂萃取从气态CO2中除去H2S的H2S吸收器。
如上论述，该CO2冷凝装置可任选包含用于将分离的液体CO2流的压力降至CO2输出压力的阀。相应地，该CO2冷凝装置任选包含用于从该减压液体CO2流中分离出任何富氢蒸气的快速分离器容器。
也如上论述，该CO2冷凝装置可任选包含深冷分离***，其包含至少一个包含使用外制冷剂的热交换器和气-液分离器容器的深冷分离阶段，该深冷分离***在经过该***的深冷分离阶段的压降极低的情况下运行。相应地，用于将该部分冷凝的压缩合成气流分离成富氢蒸气流和液体CO2流的气-液分离器容器是单深冷分离阶段的气-液分离器容器或是串联布置的多个深冷分离器容器的最终气-液分离器容器。如果该深冷分离***包含多个分离阶段，从最终深冷分离阶段中取出液体CO2流并从该串联的在先深冷分离阶段的各气-液分离器容器中取出额外的液体CO2流。
根据本发明的另一方面，提供在包含含有至少一个压缩机和/或热交换器的压缩和/或冷却***和气-液分离器容器和H2S回收单元的装置中将含有硫化氢（H2S）杂质的气流分离成富氢（H2）蒸气流、二氧化碳（CO2）流和富H2S蒸气流的方法，该方法包括下列步骤：
（a）将该气流送入压缩和/或冷却***以使该气流中的二氧化碳冷凝形成两相流；
（b）将该两相流直接或间接送往气-液分离器容器和从该分离器容器中取出富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的液体CO2流；
（c）将所述含有溶解的H2S杂质的液体CO2流送往包含汽化CO2和H2S的蒸发器/冷凝器和分离气态H2S和CO2的H2S吸收器的H2S回收单元，
其中送往分离器的两相流在80巴至400巴的压力下，H2S回收单元的压力优选为至少30巴。
在一些用途中，高压富氢气体可以是合意产物，并且不使用膨胀机。
在一些实例中，该气-液分离器的压力优选为150巴至400巴。
优选在步骤（b）中从该混合物中分离至少50%的二氧化碳。
该H2S回收单元可以在至少50巴，例如50至70巴的压力下。
该方法优选包括使用物理溶剂***从富氢蒸气流中进一步分离二氧化碳，其中该溶剂***在至少60巴的压力下。该CO2溶剂***的压力可以为80巴至400巴。
CO2溶剂***和H2S回收单元优选共用相同溶剂。
该方法可进一步包括将来自分离器的至少一部分液体二氧化碳流送入热交换器以在该***内交换热的步骤。由此该二氧化碳液体流可用作该***内的间接制冷剂，例如与该***的另一工艺流交换热。
该二氧化碳优选在热交换器处或其上游至少部分蒸发。通过二氧化碳的蒸发，可以在该***内提供额外冷却。例如，可以在热交换器上游或在热交换器处例如经过阀闪蒸二氧化碳流。在另一些布置中，该二氧化碳可以以液体形式用作冷却剂。二氧化碳流用作内冷却剂的这一特征可作为本文描述的任何实例的一部分提供并可以与本文中的任一方面联合提供。至少一部分或全部的液体二氧化碳流可用作内冷却剂。
该方法可包括将来自分离器的富氢蒸气流送入膨胀机***的步骤，在此该富氢蒸气流膨胀，该膨胀机***包括用于在该***内交换热的至少一个热交换器和能够回收机械功的至少一个膨胀机。
本发明的一个方面还提供将含有硫化氢（H2S）的气流分离成富氢（H2）蒸气流、二氧化碳（CO2）流和富H2S蒸气流的装置，该装置包括
压缩和/或冷却***，其包含至少一个压缩机和/或布置成冷却该气流以使该气流中的二氧化碳冷凝形成两相流的热交换器；
布置在压缩和/或冷却***下游的用于将该两相流分离成富氢蒸气流和含有溶解的H2S杂质的液体CO2流的气-液分离器容器；
在该分离器下游的H2S回收单元，其包含用于汽化CO2和H2S的蒸发器/冷凝器和用于分离H2S和CO2的H2S吸收器
其中该装置使得该两相流在80巴至400巴的压力下送往分离器，且H2S回收单元的压力为至少30巴。
本文描述的本发明的各特征可以独立地或以任何适当的组合提供。特别地，本文中联系本发明的一个方面描述的特征可以在其它方面中提供。方法方面的特征适用于装置方面。
现在参照图1图解本发明的方法和装置。
图1显示本发明的方法和CO2冷凝装置的第一实施方案的详细工艺流程图。含有H2S杂质的干燥合成气流1在60 barg的压力和40℃的温度下送入包含串联布置的第一低压（LP）压缩机C1、第二低压（LP）压缩机C2、第一高压（HP）压缩机C3和第二HP压缩机C4（即四个压缩阶段）的压缩***。第一和第二LP压缩机C1和C2分别安装在共用驱动轴上。类似地，第一和第二HP压缩机C3和C4分别安装在共用驱动轴上。
离开第一LP压缩机C1的低压合成气流1D在94巴的压力和84.62℃的温度下，该升温由压缩热造成。流1D随后在热交换器E1中用冷流（例如水或空气）冷却并送往第二LP压缩机C2，由此生成具有147.0巴的压力和84.21℃的温度的第二LP合成气流2D。流2D随后在热交换器E2中用冷流（例如水或空气）冷却并送往第一高压（HP）压缩机C3，由此生成具有230.0 barg的压力和83.56℃的温度的第一高压流3D。流3D随后在热交换器E3中用冷流（例如水或空气）冷却并送往第二HP压缩机C4，由此形成具有360.0 barg的压力和82.25℃的温度的第二HP合成气流4D。流4D随后在热交换器E4中用冷流（例如水或空气）冷却，由此生成具有大约40℃的温度的HP合成气流S1。本领域技术人员会理解，已优化压缩阶段数(number of compression stages)以使功耗最小化，也可以使用两个或三个压缩阶段实现60至360 barg的压缩。本领域技术人员还会理解，可以改变离开各压缩阶段的合成气的压力。但是，来自最终压缩阶段的排放压力决定从该合成气流中捕获的二氧化碳量。本领域技术人员还会理解，HP合成气可以在热交换器E4中用外制冷剂，例如丙烷、丙烯或氨冷却至0至-30℃的温度，由此降低多通道热交换器LNG-100的冷却负荷。
HP合成气流S1随后经过多通道热交换器LNG-100，在此其用多个冷工艺流（见下文）冷却，由此生成具有358.5巴的压力和-21.33℃的温度的冷却HP合成气流S2（其中流S1具有大约40℃的温度）。
将流S2直接送往气-液分离器容器F360，在此富氢蒸气相与液体CO2相分离。相应地，从分离器容器F360的塔顶取出富氢蒸气流S2V并经由管线23送入CO2吸收器单元A3。在A3中，使富氢蒸气与经由管线25输送的在-40℃下的液体甲醇对流接触以除去其中所含的任何残留CO2和H2S。在接触后，从A3中取出如今富含CO2的甲醇并经由管线18送往H2S吸收器A1（见下文）。经由管线1N从A3中取出处理过的富氢蒸气，随后送往膨胀机EX1，在此使其膨胀至较低压力。本领域技术人员会理解，蒸气流的等熵膨胀造成冷却。相应地，流1T在205.0 barg的压力和-26.25℃的温度下离开膨胀机EX1并经过多通道热交换器LNG-100，在此其与HP合成气流S1热交换，由此冷却HP合成气流S1。富H2蒸气流2N离开多通道热交换器LNG-100并送往膨胀机EX2，在此使该蒸气流膨胀至较低压力。富H2蒸气流2T在112.0 barg的压力和-26.01℃的温度下离开膨胀机，并送往歧管M1。从分离器容器F360的底部取出液体CO2流S2L并经阀VLV-109闪蒸，由此生成另一两相流18，将其送往闪蒸器F150。将从闪蒸器F150顶部取出的富H2蒸气流S2LV送往歧管M1，在此其与富H2蒸气流2T合并以形成合并的蒸气流2TM。蒸气流2TM随后经过多通道热交换器LNG-100，由此冷却HP合成气流S1。离开多通道热交换器LNG-100的富H2蒸气流3N随后送往膨胀机EX3，在此使其膨胀至较低压力。蒸气流3T在65.0 barg的压力和-24.56℃的温度下离开膨胀机EX3并经过多通道热交换器LNG-100，由此冷却HP合成气流S1。富H2蒸气流4N随后送往膨胀机EX4，在此使其膨胀至较低压力。富H2蒸气流4T在31.0 barg的压力和-24.59℃的温度下离开膨胀机EX4并经过多通道热交换器LNG-100，由此冷却HP合成气流S1。经由管线29离开多通道热交换器LNG-100的最终富H2蒸气流具有30.5 barg的压力和37.00℃的温度。这种蒸气流包含88.42摩尔% H2和9.30摩尔% CO2，并在用中压N2和/或中压蒸汽稀释后可作为氢气燃料气体送往Power Island的燃气轮机的燃烧器（未显示）。本领域技术人员会理解，可以增加或减少膨胀机数量（最少两个膨胀机）。本领域技术人员还会理解，也可以改变膨胀机的运行压力和温度，只要离开多通道热交换器的蒸气流具有至少30 barg的压力。膨胀机EX1、EX2、EX3和EX4可连接至电动机以回收能量，该电力可用在该方法中或从该方法中输出。或者，膨胀机可直接耦合至压缩机，例如通过将膨胀机和压缩机安装在共用轴上以利用膨胀机中富氢蒸气的等熵膨胀转动该共用轴和驱动压缩机。相应地，图1的流程图的净功耗为22.94 MW。图1的流程图的一个优点在于，离开LNG-100的H2燃料气流高于Power Island的燃气轮机的燃烧器的运行压力，由此能够省略氢气压缩机。
从闪蒸器F150底部取出含有H2S杂质的液体CO2流S2LL并经过多通道热交换器LNG-100，在此其用于冷却HP合成气流S1。该流经由管线14在24℃的温度和149.5 barg的压力下离开多通道热交换器 LNG-100并经由膨胀机EX5送入蒸发器/冷凝器E5，在此对其施以膨胀和汽化。根据LNG100的冷热要求，为了LNG100中的更高冷却效应，此EX5可以在管线S2LL中位于LNG100之前。
由此制成的CO2和H2S的气体混合物在大约50 barg的压力下离开E5并经由管线15送入H2S吸收器A1，在此其与在大约-40℃下的液体甲醇对流接触。经由管线18供应至A1的液体甲醇富含CO2并来自CO2吸收器A3（见上文）。在A1中，富CO2甲醇溶剂将其CO2排放到被处理的CO2本体中。经由管线16从A1中取出纯化CO2流并送回E5，在此通过与管线14的内容物（其被蒸发）热交换来将其冷却和液化。经由管线27从A1中取出废甲醇溶剂（富含H2S）并送往分离器A4，在此从塔顶取出任何最终量的CO2并经由管线28再循环至A1。残留废甲醇溶剂随后经由管线26送入汽提塔A2顶部，在此分离H2S和甲醇。随后经由管线20从塔顶取出富H2S气流以例如在克劳斯装置中任选进一步处理。贫甲醇随后经由管线25送回A3。A2配有由管线21和22辅助的再沸器以使甲醇保持在正确的温度下。

Claims (17)

1. 在包含（a）包含至少一个压缩机的压缩***、（b）热交换器***、（c）气-液分离器容器、（d）包含串联布置的多个涡轮膨胀机的涡轮膨胀***和（e）H2S回收单元的CO2冷凝装置中将含有硫化氢（H2S）杂质的合成气流分离成富氢（H2）蒸气流、液体二氧化碳（CO2）流和富H2S蒸气流的方法，该方法包括下列步骤：
（A）将该合成气流在10至60 barg的压力下送入CO2冷凝装置的压缩***以使该合成气升压至150至400 barg的压力和用外冷却剂和任选外制冷剂冷却所得的高压（HP）合成气流以除去至少一部分的压缩热；
（B）通过使该HP合成气流经过与多个内制冷剂流呈热交换关系的热交换器***，将步骤（A）中形成的HP合成气流冷却至-15至-55℃的温度，其中该内制冷剂流选自冷富氢蒸气流和液体CO2流；
（C）将步骤（B）中形成的冷却HP合成气流送往在与热交换器***基本相同的压力下运行的气-液分离器容器，并从该分离器容器顶部或顶部附近取出高压（HP）富氢蒸气流和从该分离器容器底部或底部附近取出含有溶解的H2S杂质的高压（HP）液体CO2流；
（D）将来自步骤（C）的HP富氢蒸气流送入涡轮膨胀***，其中该HP富氢蒸气流在该串联的各涡轮膨胀机中发生等熵膨胀，使得在降低的温度下和在依次递减的压力下从该串联的涡轮膨胀机中取出富氢蒸气流，且其中该串联的各涡轮膨胀机中富氢蒸气的等熵膨胀用于驱动压缩***的压缩机和/或驱动发电机的涡轮，和
（E）将来自步骤（C）的含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流送往H2S回收单元，所述H2S回收单元包含蒸发器/冷凝器和H2S吸收器，在蒸发器/冷凝器中汽化含有溶解的H2S杂质的HP液体CO2流，且冷凝纯化的CO2，在H2S吸收器中分离气态H2S和CO2，以形成纯化的气态CO2。
2.如权利要求1所述的方法，其中在步骤（C）中从该冷却的HP合成气流中分离至少50%的二氧化碳。
3.根据权利要求1的方法，其中该H2S回收单元在从50巴起的压力下。
4.如权利要求1所述的方法，其中在步骤（B）中经过该热交换器***的压降小于1.5巴。
5.如权利要求1所述的方法，其中该热交换器***包含多通道热交换器，并使HP合成气流经过该多通道热交换器中的通道，其与行经该多通道热交换器中的另外通道的多个内制冷剂流呈热交换关系。
6.如权利要求1所述的方法，其中该热交换器***包含串联布置的多个独立热交换器，该HP合成气流在步骤（B）中在经过该串联的热交换器时通过与多个内制冷剂流热交换来冷却，该多个内制冷剂流进给至在依次递减的温度下的该串联的第一和相继热交换器。
7.如权利要求1所述的方法，其中离开步骤（D）中的最终涡轮膨胀机的该富氢蒸气流在1至200 barg的压力下获得。
8.如权利要求1所述的方法，其中离开步骤（D）中的最终涡轮膨胀机的该富氢蒸气流在25至45 barg的压力下获得并作为燃料气体送往发电厂的至少一个燃气轮机的燃烧器。
9.如权利要求1所述的方法，其中步骤（B）中形成的冷却HP合成气流具有-30至-40℃的温度并送往深冷分离***，其包含含有使用外制冷剂的热交换器和气-液分离器容器的单深冷分离阶段，其中经过该深冷分离阶段的压降为0.1至5巴；该深冷分离阶段的热交换器具有-40至-55℃的运行温度；且其中从该深冷分离阶段的气-液分离器容器中取出步骤（C）的HP富氢蒸气流和HP液体CO2流。
10.如权利要求1所述的方法，其中在步骤（B）中形成的冷却HP合成气流具有-15至30℃的温度并送往包含串联布置的多个深冷分离阶段的深冷分离***，其中该串联的各深冷分离阶段包含使用外制冷剂的热交换器和气-液分离器容器；该串联的深冷分离阶段在依次递减的温度下运行且经过该串联的深冷分离阶段的压降为0.1至5巴；从该串联中的该最终深冷分离阶段的气-液分离器容器中取出步骤（C）的HP富氢蒸气流和HP液体CO2流；并从该串联中的各在先深冷分离阶段中取出额外的HP液体CO2流。
11.如权利要求1所述的方法，其中该合成气流在压缩***中压缩至175至360 barg的压力。
12.如权利要求1所述的方法，其中在包含串联布置的多个压缩机的多级压缩机***中压缩该合成气，其中在该串联的各压缩机后提供热交换器，且其中在各热交换器中用选自空气、水或冷工艺流的外冷却剂冷却该合成气，所述冷工艺流选自步骤（C）中形成的高压（HP）富氢蒸气流或来自步骤（D）的从该串联的涡轮膨胀机中取出的富氢蒸气流。
13.如权利要求1所述的方法，其中该H2S吸收器通过溶剂萃取实施步骤（E）中的H2S脱除。
14.如权利要求13所述的方法，其中该溶剂是冷却甲醇或冷却的聚乙二醇二甲醚混合物。
15.如权利要求1所述的方法，包括在步骤（D）之前的附加步骤（F），其包括使来自步骤（C）的高压（HP）富氢蒸气流在CO2吸收器中与溶剂接触以除去其中所含的任何残留CO2和H2S。
16.如权利要求15中所述的方法，其中该H2S吸收器和该CO2吸收器集成并共用相同溶剂。
17.根据权利要求15的方法，其中该CO2吸收器在至少60巴的压力下。
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