用于从混合物分离二氧化碳和氢气的处理方法本发明涉及一种用于为了从混合物分离二氧化碳(CO2)和氢气(H2)的目的处理此
混合物的方法。
当前，在氢生产领域中使用的主要技术之一是烃(尤其包括甲烷)的蒸汽重整
(SMR，蒸汽甲烷重整的首字母缩略词)。也可以使用其他技术如自热重整(ATR)和催化或非
催化部分氧化(POX)，这取决于待处理的原料的类型。经由重整反应，根据所使用的技术根
据以下反应CnHm+nH2O+热量→nCO+(n+m/2)H2或CnHm+n/2O2→nCO+(m/2)H2将烃转化成包含氢
气(H2)和一氧化碳(CO)的气态混合物。
如此产生的气态混合物然后通常被送至变换反应器(水煤气变换反应器)中以便
产生更多H2并且以便经由以下放热反应将CO转化成CO2：CO+H2O→CO2+H2。
如此获得的富含CO2和H2的气体然后通常被送至用于氢气的变压吸附模块，称为
PSA H2(PSA是变压吸附的首字母缩略词)，这允许以高纯度产生氢气(从99摩尔％至
99.9999摩尔％)。
来自该用于氢气的变压吸附模块的残余物(也称为来自该用于氢气的变压吸附模
块的废气或来自PSA的废气)本身含有所有CO2、绝大多数的未转化的CH4和CO、氮气(N2)、氩
气(Ar)和氢气，其量取决于该氢气变压吸附模块的产率。
最常见地，该残余气体，包括它包含的CO2，被用作重整炉的燃烧器中的燃料。热量
在整体单元的热整合的背景下使用和/或用于输出蒸汽。然后将该残余气体排放到空气中。
在降低CO2向大气中排放的背景下，已经发展解决方案来使得有可能回收气态混
合物如残余气体中的尽可能多的CO2。
已知的惯例是，例如，处理来自用于氢气的变压吸附模块的残余气体以从其提取
CO2。
EP-A-0 341 879描述了，例如，使用用于二氧化碳的变压吸附模块(PSA CO2)和低
温部件处理来自用于氢气的变压吸附模块的残余物。
WO-A-2006/054 008就其本身而言使用低温步骤和膜来处理来自用于氢气的变压
吸附模块的残余物。该方法使得可能产生纯CO2流、不可冷凝物流和富含H2的流。
还有可能通过用于氢气的变压吸附模块上游的第二变换反应处理所获得的气态
混合物。因此，FR-A-2 939 785描述了使用用于CO2的变压吸附模块和产生纯CO2流和富含H2
的流的低温步骤，该富含H2的流此后在该用于氢气的变压吸附模块中进行处理。
这些用于回收CO2的不同的方法是复杂的并且要求昂贵的尤其具有若干个变压吸
附模块的设施。因此，对于用于从混合物分离和回收CO2和H2的方法和/或设备存在需要。
WO-A-2006/097703和FR-A-2 877 939描述了根据权利要求1的前序所述的方法，
其中吸附模块在低温分离步骤上游分离混合物。
本发明提供了针对这种需要的解决方案，该解决方案是简单、有效且经济的。
为此目的，本发明提出一种用于为了从混合物分离二氧化碳和氢气的目的处理该
混合物的方法，其中：
i)将该混合物冷却并且部分地冷凝，在第一相分离器中从该混合物分离第一液
体，
ii)源自于或衍生自源自于该第一相分离器的气体的气体在用于氢气的变压吸附
模块中进行处理以生产富含氢气的气体和贫氢气的残余气体，并且
iii)将所述贫氢气的残余气体或衍生自所述贫氢气的气体的气体冷却并且部分
地冷凝，在不同于该第一相分离器的第二相分离器中使第二液体与剩余气体分离，
该第一和/或第二液体或衍生自该第一和/或第二液体(源自于该第一相分离器
和/或该第二相分离器)的液体富含二氧化碳，其特征在于步骤i)和iii)中的部分冷凝在同
一个低温单元中进行。
在本申请中，术语“源自”于步骤或元件的气体或液体是指通过这个步骤直接产生
的或直接源自于元件的气体或液体。相比之下，“衍生的”气体或液体是在所述步骤或所述
元件之后，可能已经经受至少一个附加的步骤或用至少一个附加的元件进行处理的气体或
液体。
此外，术语“富含”是指包括涉及的物质的至少50％、优选至少60％、或甚至70％、
或甚至80％、并且最佳至少90％、或甚至95％、或甚至99％。术语“贫乏”是指包括涉及的物
质的不超过50％、优选不超过40％、或甚至30％、或甚至20％、并且最佳不超过10％、或甚至
5％、或甚至1％。气体、液体、混合物、流(stream)、流(flow)、馏分、渗透物或残余物可以富
含或贫乏一种物质。
本发明允许通过分别施加给进料用于氢气的变压吸附模块的混合物和离开该用
于氢气的变压吸附模块的残余气体的部分低温冷凝和分离两个步骤来分离和回收CO2。本
发明因此使得有可能获得富含H2的气体(通过该用于氢气的变压吸附模块产生的)和至少
一种富含CO2的液体，这避免了将此CO2排到空气中。进入该用于氢气的变压吸附模块的混合
物的CO2含量的减少还使得可能降低这个模块的尺寸并改善其产率。
术语“低温”在本文中在广义上使用，包括低于-10℃、或甚至低于-40℃的任何温
度。
变压吸附模块(PSA)是用于在压力下在接近室温的温度下分离混合物的各种气体
的技术(根据它们的分子特性和它们对于吸附性材料的亲和力)。吸附性材料(例如沸石)被
用作优先吸附目标气体的分子筛。一旦目标气体已经在高压下被吸附，将该系统置于低压
下用于解吸所吸附的气体以及其释放。用于氢气的变压吸附模块(PSA H2)是使得有可能使
氢气与气体混合物的成分的其余部分分离的变压吸附模块。
有利地，步骤i)和iii)中的部分冷凝是在同一个热交换器(称为主交换器)中进
行。此类方法使得有可能优化CO2的回收并且减少能量成本。
低温单元可以包括至少一个多流体类型的热交换器和至少一个相分离器。例如，
该交换器可以是钎焊的铝热交换器(BAHX)。
作为变体，该低温单元可包括两个热交换器，其各自用于进行上述冷凝步骤之一。
然后优选地耦合这些交换器以减少能量成本。
有利地，步骤i)和iii)中的混合物或气体的部分冷凝在接近CO2的三相点的条件
下(在-56.6℃下5.2巴)发生使得富含CO2的流以液体形式产生并且可以与被称为是不可冷
凝的呈气态形式的剩余组分(例如CH4、CO、N2、Ar和H2)分离。
该混合物或气体可以在步骤i)或iii)中在低于-20℃并且更特别地低于-40℃的
温度下部分冷凝。
在本发明的一个实施例中，步骤i)包括以下子步骤：
-在低于-20℃、并且更特别地接近约-40℃的温度下所述混合物的第一部分冷凝，
-在相分离器中使液体与该混合物的其余部分分离，
-在低于-40℃并且更特别地约-50℃的温度下所述混合物的其余部分的第二部分
冷凝，
-在另一个相分离器中使液体与剩余气体分离，
该液体或衍生自源自于相分离器中的至少一个的液体的液体富含二氧化碳。
这个实施例使得有可能通过仅将进入交换器的全部流冷却至中间温度并且通过
仅将仅由在该中间温度下未冷凝的相构成的减少的流冷却至非常低的温度来减少在该方
法中冷量的消耗。将已经在中间温度(从约-20℃至-40℃)下形成的冷凝物因此没有不必要
地冷却至非常低的温度。
这个实施例还使得有可能从该第一相分离器生产比在该第二相分离器的出口处
CO2更浓的流。确切地，与该混合物的其他成分相比CO2非常容易冷凝并且相比在其他成分也
将冷凝的更冷温度下它在更高温度下的冷凝允许其以更小的量但以更纯的形式冷凝。
根据本发明的方法可以包括，在步骤i)之前，产生富含CO和H2的混合物的准备步
骤。该准备步骤可以是，例如，催化或非催化部分氧化(POX)或烃蒸汽重整(SMR)的步骤或自
动热形成(ATR)的步骤(任选地结合有一个或多个变换反应器)。
当空气-燃料混合物以亚化学计算量在重整单元中部分燃烧时部分氧化(POX)发
生，因此根据以下化学反应产生富含氢气的合成气体：CnHm+n/2O2→nCO+(m/2)H2。
烃蒸汽重整，尤其是蒸汽甲烷重整(SMR)被广泛用在用于从烃例如天然气制造氢
气的工业中。甲烷(或轻质烃如沼气或精炼厂原料)与水蒸气混合并且然后被注入填充有催
化剂(一般为镍)的管中并且使其达到非常高的温度以便根据反应CnHm+nH2O+热量→nCO+(n
+m/2)H2产生氢气。
自动热重整(ATR)是一种组合这两种前述方法的方法。该方法在于使用由烃的放
热氧化反应释放的能量来促进在水的存在下的甲烷重整反应。这些反应发生在单一腔室
中。
富含CO和H2的混合物随后可以在变换反应器中进行处理以得到一种富含CO2和H2
的混合物。这种富集通过变换反应(或水煤气变换(WGS)反应)发生，其中CO与水反应以形成
CO2和H2：CO+H2O→CO2+H2。
然后可以将如此获得的合成气体压缩和/或脱水。
根据本发明的一个实施例，蒸馏该液体或衍生自源自于相分离器中的至少一个的
液体的液体以给出富含CO2的馏分和贫CO2的馏分。
这个蒸馏步骤使得有可能以高纯度生产富含CO2的馏分(例如，大约为ppm的甲
烷)。该蒸馏步骤可以通过蒸馏柱进行，这使得有可能除去化合物如甲烷、一氧化碳、氮气、
氩气和/或氢气。该贫CO2的馏分可通过在步骤i)之前在第一相分离器的上游将其与所述混
合物混合、或通过在步骤ii)与iii)之间在第二相分离器的上游将其与所述贫H2的气体混
合来再循环。确切地，所述馏分包含很大量的CO2，其可以被再循环到该方法的不同层级中
以保持高CO2回收率。
在本专利申请中，术语“再循环(recycle)”、“再循环的(recycled)”和“再循环
(recycling)”是指将液体或气体(其可以被认为是残余流)再注入到处理过程回路中以从
该液体或气体中回收CO2和/或H2(其可能以很大的量存在)。
在本发明的另一个实施例中，所述源自于该第二相分离器的剩余气体通过至少一
个膜系统过滤。
膜系统优选地由渗透膜构成。渗透是成分穿透材料的薄层。它与该成分的浓度梯
度、该材料的固有渗透性、以及其扩散系数直接相关。渗透被模型化，例如，通过菲克扩散定
律方程，并且可以使用工具如渗透计进行测量。将选择其中CO2和H2具有高渗透性和选择性
的膜。
膜系统的使用使得有可能回收很大量的仍然包含在离开第二相分离器的剩余气
体中的CO2和H2。因此有可能实现非常高的CO2回收率(例如超过95％)，而同时增加H2生产产
率。
有利地，所述源自于第二相分离器(步骤iii))的剩余气体在第一膜系统中处理，
导致富含H2的渗透物和富含CO2的残余物的产生。
所述富含H2的渗透物可以通过在步骤i)之前将其与所述混合物混合，或在步骤i)
与ii)之间在用于氢气的变压吸附模块上游和/或在用于氢气的变压吸附模块的入口处与
所述源自于或衍生自源自第一相分离器的气体的气体混合来再循环。因此改进了H2生产产
率。取决于所述渗透物的压力，它可以任选地在被再循环之前进行压缩。
所述富含CO2的残余物有利地在第二膜系统中进行处理，导致富含CO2的渗透物和
富含CH4、CO、N2和Ar并且贫H2和CO2的残余物的产生。
所述富含CO2的渗透物可以通过在步骤ii)与iii)之间在步骤iii)的第二相分离
器的上游将其与贫H2的气体混合来再循环。
取决于所述渗透物的压力，它可以任选地在被再循环之前进行压缩。
本发明还涉及一种用于进行如先前描述的方法的设备，其特征在于该设备包括：
-用于氢气的变压吸附模块，以及
-低温单元，该低温单元包括第一和第二相分离器以及包括第一冷却回路的热交
换器，该第一冷却回路的一个入口被配置为连接至所述混合物的来源，并且该第一冷却回
路的一个出口被连接至该第一相分离器，该第一相分离器的气体出口被连接至该用于氢气
的变压吸附模块的入口，该用于氢气的变压吸附模块包括被连接至该低温单元的该热交换
器或另一个热交换器的第二冷却回路的入口的贫氢气的气体出口，这个第二冷却回路的出
口被连接至该第二相分离器。
包括该第一和/或第二冷却回路的该热交换器可以包括加热回路，该加热回路的
一个入口被连接至该第一相分离器的气体出口，并且该加热回路的出口被连接至该用于氢
气的变压吸附模块的入口。
该设备还可以包括来自以下各项的至少一个元件：
-重整单元，
-变换反应器，
-干燥单元，
-蒸馏柱；
-至少一个膜系统，
-至少一个压缩机，
-至少一个膨胀器，
-至少一个阀门，
-至少一个泵，
-连接至该模块的氢气出口。
参照所附的示意性附图，在以下作为纯粹的说明性并且非限制性的实例给出的本
发明的若干个实施例的详细解释说明的过程中，本发明将被更好地理解，并且其其他目的、
细节、特征和优点将更清楚地显现。
在这些附图中：
-图1示意性地示出了用于进行根据本发明的处理方法的设备；并且
-图2至6示意性地表示用于进行根据本发明的方法的该设备的实施例变体。
图1示出了用于进行根据本发明的用于为了从混合物1分离二氧化碳(CO2)和氢气
(H2)的目的处理该混合物的方法的基本步骤的设备。
图1的设备因此包括：
-混合物1的来源A，
-用于氢气的变压吸附模块(PSA H2)B，以及
-低温单元C，其包括一个或两个热交换器D1和D2以及第一和第二相分离器E1和
E2。
在该低温单元中，所示的所有元件都不在低温下操作。只有交换器的低温部分和
两个相分离器，以及还有连接它们的管道，在低于-10℃的温度下操作。
为了更清楚，将在本说明书的其余部分使用术语PSA H2来指示用于氢气的变压吸
附模块。
在其中该低温单元C仅包括一个热交换器(称为主交换器D)的优选情况下，该交换
器包括若干回路，这些回路包括：
-第一冷却回路F1，其入口F11被配置为连接至所述混合物1的来源A并且其出口
F12连接至第一相分离器E1的入口E11，
-第二冷却回路F2，其入口F21连接至该PSA H2 B的贫氢气的气体2出口B2并且其
出口F22连接至第二相分离器E2的入口E21，以及
-加热回路F3，其入口F31连接至第一相分离器E1的气体出口3并且其出口F32连接
至该PSA H2 B的入口B1。
在其中该低温单元C包括两个独立的交换器D1和D2的情况下，如由图1中的平行虚
线示意性地表示的，可以设想两个选项：第一交换器D1包括回路F1和任选地回路F3，并且第
二交换器D2包括回路F2和任选地回路F3(如果后者回路不形成该第一交换器D1的一部分)。
根据本发明的方法包括三个连续步骤i)、ii)和iii)：
i)混合物1被部分冷凝并且在第一相分离器E1中使所获得的第一液体4与该混合
物的其余部分(气体3)分离，
ii)气体3在该PSA H2 B中进行处理以产生富含H2的气体5和贫H2的气体2，并且
iii)该贫H2的气体2被部分冷凝并且在第二相分离器E2中使所获得的第二液体7
与剩余气体8分离。
在第一步骤i)中，使混合物1在冷却回路F1中循环并且因此被冷却至例如非常低
的温度(约-50℃)以冷凝混合物1中存在的CO2。如在上文中解释的，CO2的冷凝通过将接近
CO2的三相点的条件(在-56.6℃下5.2巴)施加到混合物1获得，这样使得CO2变成液体形式并
且可以与包括不可冷凝物(例如CH4、CO、N2、Ar和H2)的剩余气体分离。源自于第一相分离器
E1的第一液体4因此富含CO2(从约95％至99％)，而离开该分离器E1的气体3包含几乎所有
的H2、非常大量的最易挥发的分子(CH4、CO、N2、Ar)以及仍然很大量的CO2。
在步骤i)与ii)之间，使气体3在加热回路F3中循环，这样使得它与在其他回路F1、
F2中循环的流体交换热量。考虑到气体3非常冷，它将吸收热量并将在回路F3中循环时释放
冷，并且将以高于其入口温度的温度离开该回路，这解释了为何该回路D3被称为加热回路。
在步骤ii)中，该PSA H2 B使得有可能使氢气与离开回路F3的气体3的成分的其余
部分分离，其中产率在75％与95％之间。所产生的氢气(气体5)的纯度然后大于99mol％。通
过该PSA H2 B产生的贫H2的气体2含有，就其本身而言，几乎在进入该PSA H2 B的气体中存
在的所有CO2、其他成分(CH4、CO、N2、Ar)以及尤其是很大量的由非PSA H2 B的总产率产生的
H2。
在第三步骤iii)中，使气体2在冷却回路F1中循环并且因此被冷却至例如非常低
的温度(约-50℃)，以在与以上列出的那些相同的条件下(接近CO2的三相点)冷凝存在于该
气体2中的CO2。源自于第二相分离器E2的第二液体7因此富含CO2，而离开该分离器E2的气体
8包含几乎所有的不可冷凝物(CH4、CO、N2、Ar)和很大量的H2和CO2。
源自于相分离器E1和E2的液体4和7富含CO2。此类方法使得有可能实现超过90％
的总CO2回收率。
图2示出了用于进行根据本发明的方法的设备的实施例变体，其中待处理的混合
物1是一种合成气体。
在这个变体中，混合物1的来源A包括：
-重整单元G，
-变换反应器H，
-干燥单元I，
-以及任选地压缩机J1。
该重整单元G使得有可能通过ATR、SMR或POX方法产生富含CO和H2的混合物10。该
重整单元G的出口G2被连接至该变换反应器H的入口H1，该变换反应器将该混合物10转换成
富含CO2和H2的气态混合物11。该变换反应器H的出口H2被连接至该干燥单元I的入口I1，任
选地经由压缩机J1，以产生对应于混合物1的合成气体。
用于变换反应(H)的技术可以是高温变换或高温然后低温变换(高温变换+低温变
换)或等温变换或等温变换然后低温变换(等温变换+低温变换)。该等温变换技术可能是优
选的，因为它允许更高的转化度。在该技术中，重整气体穿过填充有浸入水中的催化剂的
管。再使用该经重整的气体的热量以产生反应所要求的蒸汽。
该干燥单元I使得有可能例如通过干燥使气态混合物11脱水。有利地，这是唯一的
干燥步骤。在上述步骤i)之前将该步骤置于高压下使得有可能最大化干燥效率并且增加步
骤ii)中PSA H2 B的产率。
取决于发生用于产生混合物10的步骤的压力，可以任选地在单元I中的干燥步骤
之前增加压缩气态混合物11的步骤。
该任选的压缩相对于该干燥步骤的定位可以产生自在高压下吸附湿度与在这样
的压力下吸附瓶的成本之间的最佳状态。
如此获得的混合物1主要由H2、CO和CO2构成。
在图2的变体中，该低温单元C包括单一的多流体热交换器，被称为主交换器D。这
个交换器包括先前描述的第一和第二冷却回路F1和F2以及加热回路F3。它还包括第二加热
回路F4，该加热回路的入口F41被连接至第二相分离器E2的剩余气体8的出口并且该加热回
路的出口F42提供含有几乎全部的不可冷凝物(CH4、CO、N2、Ar)以及任选地很大量的H2和CO2
的气体12。气体8在该交换器的回路F4中的通过允许气体8吸收热量并且释放冷量，因此将
该冷量回收用于步骤i)和iii)中的冷凝。
该设备还包括压缩机J2，其入口J21连接至该PSA H2 B的出口B2并且其出口J22连
接至第二冷却回路F2的入口F21。该压缩机J2使得有可能压缩通过该PSA H2 B产生的贫氢
气的气体2(该气体是在低压(从约1.0至5.0巴)下)直至高压(例如与进入该主交换器D的混
合物1的数量级相同的数量级)。
在所示的实例中，该设备还包括第三加热回路F5、膨胀器K、阀门L和压缩机M。
该加热回路F5包括经由阀门L和膨胀器K连接至两个相分离器E1和E2的出口E12和
E22的若干个入口F51(在此，示出了四个入口F51)，以及连接至该压缩机M的若干个出口F52
(在此，示出了四个出口F52)。将离开两个相分离器E1和E2的液体4和7混合并且然后膨胀到
不同的压力水平并在回路F5中加热，通过蒸发释放冷量，并且然后离开这些回路以产生纯
化的CO2的流13。
在膨胀之前，尤其可以将液体4、7通过主交换器D过冷(在图中未示出的步骤)以便
限制在被称为“LP”和“HP”膨胀的膨胀过程中的闪蒸并且因此限制由这些闪蒸产生的冷量
的损失。
该压缩机M可以与泵相关联以递送在预定压力下的纯化的CO2的流14。
图3示出了用于进行根据本发明的方法的设备的另一个实施例变体，其通过以下
事实实质上不同于图2的前述变体：第一冷却回路F1和第一相分离器E1被两个冷却回路
F1a、F1b和两个相分离器E1a、E1b所代替。这种设备使得有可能在两个步骤中冷却混合物1
并且因此减少了该设备的冷量消耗。
因此，图3的设备的低温单元C的热交换器D包括若干个回路：
-例如，配置为将混合物1冷却至低于-20℃的温度的第一冷却回路F1a，
-例如，配置为冷却至低于-40℃的温度的中间冷却回路F1b，
-第二冷却回路F2，以及
-加热回路F3、F5。
第二冷却回路F2和加热回路F3、F5与前面参照图2描述的设备的变体的那些相同。
第一冷却回路F1a包括被配置为连接至所述混合物1的来源A的入口F1a1和连接至
相分离器E1a的入口E1a1的出口F1a2。中间冷却回路F1b包括连接至该相分离器E1a的气体
3a出口E1a2的入口F1b1和连接至另一个相分离器E1b的入口F1b1的出口F1b2。如上文中所
描述的，离开相分离器E1b的气体3b进料加热回路F3。
在这个变体中，所进行的方法包括，在冷凝和分离步骤i)中，以下子步骤：
-在低于-20℃并且更特别地约-40℃的温度下混合物1的第一部分冷凝，
-在相分离器E1a中使液体4a与该混合物的其余部分3a分离，
-在低于-40℃、并且更特别地约-50℃的温度下该混合物的其余部分3a的第二部
分冷凝，以及
-在另一个相分离器E1b中使液体4b与剩余气体3b分离。
源自于相分离器E1a和E1b的液体4a和4b富含CO2并且在此在膨胀和蒸发之前与源
自于相分离器E2的液体7混合，如上文中所解释的。
图4示出了用于进行根据本发明的方法的设备的另一个实施例变体。这个变体不
同于参照图2描述的变体实质上在于该设备包括蒸馏柱N。该蒸馏柱N包括例如通过阀门连
接至两个相分离器E1和E2的液体4、7的出口E12和E22的入口N1。该蒸馏柱N还包括提供具有
高纯度的富含CO2的馏分15的第一出口N2，和提供贫CO2的馏分16的第二出口N3。
该柱N的第一出口N2经由阀门L和膨胀器K连接至加热回路F5。馏分15因此被转化
成纯化的CO2的流13并且然后被转化成在预定压力下的纯化的CO2的流14，如先前描述的。
该柱N的第二出口N3可以连接至冷却回路F1和F2中的至少一个的入口，或者直接
地或经由加热回路F6以及任选地压缩机，该压缩机可以是专用压缩机J3或上文中描述的压
缩机J2。该贫CO2的馏分16因此通过将其与以下各项混合来再循环：
-混合物1，在步骤i)之前，在第一相分离器E1的上游，任选地首先在压缩机J3中压
缩以达到预定的压力，和/或
-离开该PSA B的贫H2的气体2，在步骤ii)与iii)之间，在第二相分离器E2的上游，
在这种情况下，在压缩机J2处。
因此，仍存在于馏分16中的CO2可以至少部分地在低温单元C中回收，这使得有可
能维持高CO2回收率。
图5示出了用于进行根据本发明的方法的设备的另一个实施例变体。这个变体不
同于图2的变体实质上在于该设备还包括两个膜系统O1和O2。该第一膜系统O1使得有可能
回收在离开第二相分离器E2的气体8中剩余的氢气，而该第二系统O2使得有可能由其回收
CO2。
该第一系统O1包括连接至加热回路F4的出口F42的入口O11、提供富含H2的渗透物
17的第一出口O12和提供富含CO2的残余物18的第二出口O13。
该系统O1的第一出口O12可以连接至该PSA H2 B的入口B1或B3和/或连接至该干
燥单元I的入口I1，或者直接地或经由压缩机，该压缩机可以是连接至该PSA的专用压缩机
J4或连接至该干燥单元I的上述压缩机J1。事实上可能有必要压缩由于压力差在很大程度
上低于进入第一系统O1的剩余气体8的压力的压力下回收的渗透物17，渗透原理和膜分离
基于该压力差。
富含H2的渗透物17因此可以再循环：
-通过将其与混合物1混合，在步骤i)之前，并且更具体地与混合物11混合，
-通过将其与源自于第一相分离器E1和回路F3的气体9混合，在步骤i)与ii)之间，
在进入该PSA H2 B(入口B1)之前，和/或
-进入该PSA H2 B(入口B3)。
取决于渗透物17的压力，它可以任选地在被再循环之前进行压缩。在其中其压力
低于该PSA H2 B的操作压力的情况下，它可以在被再循环到该PSA H2 B中之前在专用压缩
机J4中压缩或在步骤i)之前在放置在变换反应器H之后的压缩机J1中压缩。如果其压力大
于或等于该PSA H2 B的操作压力，则该渗透物可以直接再循环到该PSA H2 B。
所述离开第一系统O1的残余物18在仍然是高的压力下被回收并且包含存在于第
一模块O1的入口处的CO2的绝大部分、H2以及还有所有未在渗透物17中排出的其他成分
(CH4、CO、N2、Ar)。因此将其在第二膜系统O2中进行处理，该第二膜系统的入口O21被连接至
第一模块O1的第二出口O13。该第二系统O2包括提供富含CO2的渗透物19的第一出口O22和
提供富含CH4、CO、N2和Ar并且贫H2和CO2的残余物20的第二出口O23。
该第一出口O22可以直接地或经由压缩机(尤其是压缩机J2)被连接至冷却回路F2
的入口F21，取决于渗透物19的压力。因此，该富含CO2的渗透物19可以通过在步骤ii)与
iii)之间在相分离器E2的上游，将其与贫H2的气体2混合来再循环。
此类变体使得有可能回收以很大的量(从40％至60％的H2和从15％至35％的CO2)
包含在源自于第二相分离器E2的剩余气体8中的CO2和H2并且因此达到例如大于95％的非常
高的CO2回收率和从约75％至大于98％的H2回收率。
图6示出了用于进行根据本发明的方法的设备的另一个实施例变体。这个变体基
本上对应于图4和5的变体的组合，在此该设备包括蒸馏柱N和两个膜系统O1和O2。这个变体
使得有可能获得具有高纯度的富含CO2的液体和高的CO2和H2的回收率。
应该指出的是，其他实施例变体当然是可能的并且本发明不限于示出的实施例。
特别地，有可能根据不同的需要(例如所希望的CO2和H2的纯度)将上述变体彼此组合。