CN101874977B - 用于从气化气体回收高纯度co2的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种用于从气化气体回收CO2的方法和系统，即使在CO2回收率在从气化气体回收CO2的过程中变化时，所述方法和系统也能够防止回收的CO2被COS污染，而不重复冷却和加热操作，并且不增加水蒸汽消耗量。在涤气器(20)中，将在气化器(10)中产生并且含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体进行灰尘去除。然后，在CO转换反应器(30)中将部分气体进行将CO转化为CO2的CO转换反应。另一部分气化气体借助于旁通管(34)不进行CO转换反应，并且与CO转换反应后的气体混合。从而将混合物气体的温度设定在180℃至300℃，并且在COS转化器(40)中将混合物气体中的COS转化为H2S。通过H2S吸附设备(50)吸收并且除去H2S。然后，通过CO2吸收设备吸收并且除去CO2。

Description

用于从气化气体回收高纯度CO2的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种用于从通过气化化石燃料如煤和石油而得到的原料气回收二氧化碳的方法和系统，即用于从气化气体回收二氧化碳的方法和系统。
背景技术
组合的循环发电已经得到实现，其中气化气体被燃烧以驱动燃气涡轮机，以及其中由燃烧废气产生水蒸汽以驱动水蒸汽涡轮机。释放到大气中的燃烧废气含有二氧化碳。出于全球环境保护的观点，非常需要实现二氧化碳捕获和储存(CCS)。
在这方面，如图5中所示，在日本专利申请出版物2006-522004中已经提出了以下方法。具体地，将在气化器110中产生的原料气通过涤气器120进行灰尘去除。然后，使原料气中所含的CO在CO转换反应器130中与水蒸汽3进行转换反应，从而产生CO2和H2(CO+H2O→CO2+H2)。然后，在这种CO转换气体中所含的H2S和CO2通过称为Selexol工艺的物理吸收工艺而接连地被除去，或者更具体地，通过H2S吸收设备140和CO2回收设备150而接连地被除去。然后，将CO转换气体供给到燃气涡轮机中。
如从上述的转换反应式看出，CO转换反应器130需要其量与CO至少等摩尔的水蒸汽(H2O)3。水的短缺导致焦化，其中沉积出由CO得到的碳(C)。为了防止这种焦化，从而实现更长的CO转换催化剂寿命，水蒸汽3需要以超过理论量的量供给。然而，大量的水蒸汽消耗量导致净热效率降低的问题。
在CO转换反应器130中的转化比率通常达到90％以上。当整个体系的CO2回收率高时，例如为90％时，可以将全部量的原料气引入到CO转换反应器130中。相反，当需要将CO2回收率降低至例如60％时，在净热效率方面有利的是，因为CO转换反应的转化比率降低使得低热值(LHV)高于H2的CO可以保持未反应。然而，难以控制CO转换反应器130中的转化比率。
在这方面，如图6中所示，可以想到，通过主供给管道121将来自气化器110的一部分原料气1输送至CO转换反应器130a中，而其余原料气1经由旁通管134绕过CO转换反应器130a。这意味着在通过旁通管134的气体中的CO未被位于下游的CO2回收设备150回收。因此，可以实现适宜的CO2回收率，并且可以增加气体中的CO浓度。另外，由于在CO转换反应器130中消耗的水蒸汽3的量取决于主供给管道121中的CO量，因此水蒸汽消耗量减少了另外被流过旁通管134的气体所消耗的量。
然而，原料气1含有硫化羰(COS)。当将全部量的原料气1引入到CO转换反应器130中时，COS与水蒸汽3在CO转换反应器130中反应，从而产生CO2和H2S，它们可以通过位于下游的H2S吸收设备140除去。相反，当如图6中所示安置旁通管134时，在流过旁通管134的原料气中所含的COS流入位于下游的设备中，并且最终污染被CO2回收设备150回收的CO2。这种被COS污染的CO2的储存造成安全问题。此外，这种被COS污染的CO2不能用于食品和化学用途。
在这方面，为了除去COS，可以想到改进用于Selexol工艺的H2S吸收设备140，因此安置两级H2S吸收塔140a和140b，并且在其间另外安置COS转化器143，如图7中所示。通过管道132将含有COS的CO转换气体9引入到第一H2S吸收塔140a，在此除去H2S。然后，将气体经由管道141引入到COS转化器143中。将在COS转化为H2S后的气体经由管道144引入到第二H2S吸收塔140b，在此除去由COS转化的H2S。然后，将气体以纯的气体形式输送到CO2回收设备中。
将含有吸收的H2S的吸收液体从H2S吸收塔140b经由管道147引入到H2S吸收塔140a。在H2S吸收塔140a中，吸收液体进一步吸收H2S，并且经由管道146被引入到浓缩塔145，在此通过闪蒸释放溶解在吸收液体中的含有H2、CO、CO2等的气体。通过管道148和压缩机149将这种气体返回到第一H2S吸收塔140a中。将通过闪蒸浓缩的吸收液体经由管道161引入到汽提塔162中。在汽提塔162中，H2S的酸性气体通过被再沸器169加热而从吸收液体释放，并且经由在塔顶部的管道163和冷凝器164排出。将在冷凝器164中获得的浓缩液体经由管道165、罐166和泵167返回到汽提塔162中。另一方面，通过酸性气体的汽提再生的吸收液体从管道168排出，并且在热交换器171加热管道146中的吸收液体。此外，将再生的吸收液体通过冷却器173冷却，供给到吸收塔140a中并且重新利用。
在H2S吸收塔140a和140b中的H2S吸收在例如8℃至20℃的低温范围进行。相反，在位于H2S吸收塔140a和140b之间的COS转化器143中的进行的COS转换反应通常在150℃至350℃进行。这要求气体在第一H2S吸收塔140a中冷却，在COS转化器143的上游加热，并且在第二H2S吸收塔142b的上游进一步冷却。进行这种升温和降温的操作导致热效率的劣化问题。此外，因为在转换气体中的水在第一H2S吸收塔140a中被吸收，因此需要供给另外的水蒸汽4作为用于COS转化反应的水。当水蒸汽消耗量增加时，出现了如上所述净热效率降低的问题。
发明内容
考虑到上述问题，本发明的目的是提供一种用于从气化气体回收高纯度CO2的方法和系统。具体地，即使在CO2回收率在从气化气体回收CO2的过程中变化时，该方法和系统也能够防止回收的CO2被COS污染，而不重复冷却和加热操作，并且不增加水蒸汽消耗量。
为了达到上述目的，本发明的一个方面提供一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2的方法，所述方法包括：CO转换反应步骤，即，将部分所述气化气体进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；COS转化步骤，即，在不使所述气化气体的不同部分进行CO转换反应步骤的情况下，将所述不同部分气化气体与在CO转换反应后得到的部分气化气体混合，使得混合气体的温度被设定在150℃至350℃，从而将所述混合物气体中的COS转化为H2S；H2S吸收步骤，即，从在COS转化后得到的混合物中吸收并且除去H2S；和CO2吸收步骤，即，从已经在H2S吸收步骤中除去H2S的所得混合物气体中吸收并且除去CO2。
根据本发明的另一方面，用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2的方法包括：CO转换反应步骤，即，将部分所述气化气体进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；COS转化步骤，即，在不使所述气化气体的不同部分进行CO转换反应步骤的情况下，在所述不同部分气化气体与在CO转换反应后得到的部分气化气体之间进行热交换，使得所述不同部分气化气体的气体温度被设定在150℃至350℃，从而将该另一部分气化气体中的COS转化为H2S；H2S吸收步骤，即，将在COS转化后得到的另一部分气化气体与在CO转换反应后得到的部分气化气体混合，并且从混合物气体中吸收并且除去H2S；和CO2吸收步骤，即，从已经在H2S吸收步骤中除去H2S的所得混合物气体中吸收并且除去CO2。
此外，本发明的又一方面提供一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2的系统，所述系统包括：CO转换反应器，其用于将部分所述气化气体进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；旁通管，通过所述旁通管，所述气化气体的不同部分绕过所述CO转换反应器，从而不被引入到所述CO转换反应器中；COS转化器，其用于将混合物气体中的COS转化为H2S，所述混合物气体包含已经通过所述CO转换反应器的气体和已经通过所述旁通管的气体；H2S吸收设备，其用于从已经通过COS转化器的所得混合物气体吸收并且除去H2S；和CO2吸收设备，其用于从已经通过H2S吸收设备除去H2S的所得混合物气体中吸收并且除去CO2。
根据本发明的另一方面，用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2的系统包括：CO转换反应器，其用于将部分所述气化气体进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；旁通管，通过所述旁通管，所述气化气体的不同部分绕过所述CO转换反应器，从而不被引入到所述CO转换反应器中；COS转化器，其用于将已经通过所述旁通管的气体中的COS转化为H2S；H2S吸收设备，其用于从已经通过所述CO转换反应器的气体与已经通过所述COS转化器的气体的混合物气体吸收并且除去H2S；和CO2吸收设备，其用于从已经通过H2S吸收设备除去H2S的所得混合物气体中吸收并且除去CO2。
如上所述，根据本发明，安置旁通管，并且使通过旁通管的气化气体中的CO不进行转换反应。将已经通过旁通管的气体和CO转换气体的混合物气体进行COS转化反应。备选地，仅仅将已经通过旁通管的气体进行COS转化反应。然后，通过位于下游的H2S吸收设备除去由COS转化的H2S。因此，即使当CO2回收率在从气化气体回收CO2的过程中变化，也可以防止回收的CO2被COS污染，而不重复冷却和加热操作并且不增加水蒸汽消耗量。
附图说明
图1是显示根据本发明的CO2回收系统的一个实施方案的框图；
图2是显示图1中的CO转换反应器和COS转化器的构造的示意图；
图3是显示图1中的H2S吸收设备的构造的示意图；
图4是显示根据本发明的CO2回收系统的另一个实施方案的示意图，其显示了CO转换反应器和COS转化器的另一种构造；
图5是显示常规的CO2回收系统的一个实例的框图；
图6显示常规的CO转换反应器的构造的示意图；和
图7是显示常规的两级H2S吸收设备的构造的示意图。
具体实施方式
以下，将参考附图对根据本发明的用于从气化气体回收CO2的系统和方法的一个实施方案进行描述。如图1中所示，该实施方案的CO2回收系统主要由以下部分组成：涤气器20，其用于将通过将煤在气化器10中气化得到的气体1(简称为“原料气”)进行灰尘去除；CO转换反应器30，其用于将一部分原料气1进行原料气1中的CO向CO2的转化；COS转化器40，其用于将混合物气体中的COS转化为H2S，所述混合物气体是已经通过CO转换反应器30的CO转换气体与已经通过旁通管34的其余原料气1的混合物；H2S吸收设备50，其用于吸收在COS转化后，同时通过COS转化器40的气体中的H2S；以及CO2回收设备60，其用于从通过在H2S吸收设备50中除去H2S得到的纯化气体中吸收CO2。
作为气化器10，可以使用通常在气化煤中使用的气化器。通过气化煤得到的原料气1含有氢(H2)、一氧化碳(CO)和二氧化碳(CO2)作为主要组分。另外，原料气1含有硫化羰(COS)、硫化氢(H2S)等。可以将用于除去原料气1中所含的具有较大直径的灰尘的过滤器(未显示)设置在气化器10的下游。
作为涤气器20，可以使用湿涤气器，其通过供给吸收液体以与原料气1接触来吸收并且除去原料气1中较细的灰尘和卤素。这样的涤气器的实例包括喷淋塔、填料塔、旋风涤气器、喷射涤气器、旋转洗涤器、文丘里涤气器等。当使用某些类型的涤气器20时，除去除灰尘以外，还可以吸收并且除去有害物质，如汞、氨、重金属和卤素。
安置主供给管道21作为涤气器20的出口通道。通过主供给管道21，将已经除去灰尘的原料气1的一部分供给到CO转换反应器30中。还安置旁通管34作为涤气器20的另一个出口通道。通过旁通管34，已经除去灰尘的其余原料气1被供给至COS转化器40，同时绕过CO转换反应器30，即，不供给至CO转换反应器30。
CO转换反应器30是其中使原料气1中的CO与H2O反应以进行转换反应而生成H2和CO2(CO+H2O→CO2+H2)的设备。由于原料气1含有H2S，因此在CO转换反应器30中优选使用耐硫转换反应催化剂如Co/Mo基催化剂。
此外，在CO转换反应器30中，可以串联排列多个CO转器如第一CO转换反应器30a和第二CO转换反应器30b，如图2中所示。这样安置多级CO转换反应器可以降低被供给至转换反应器的水蒸汽量，并且增加CO转化率。另外，热交换器36可以被安置在每一个管道31或管道32中。管道31被安置在CO转换反应器30a和30b的各级之间，以供给CO转换气体。通过管道32，将CO转换气体从位于最终级的CO转换反应器30b供给至COS转化器40。例如，可以使用其中管道21中的原料气1通过被安置在第一和第二CO转换反应器30a和30b之间的热交换器36a预热的构造。
COS转化器40是其中在气体中的COS与H2O反应以进行COS转换反应而生成H2S和CO2(COS+H2O→H2S+CO2)的设备。COS转化器40填充有促进COS的转化的催化剂。优选使用的这样的COS转化催化剂的实例包括钡基、铬基和钾基催化剂等。用于将COS转换反应后的气体5供给至H2S吸收设备50的管道41被安置在COS转化器40后面。此外，热交换器46被安置在管道41中。
H2S吸收设备50是通过物理吸收工艺除去H2S的设备。在H2S吸收设备50中，优选利用例如Selexol工艺。将参考图3详细描述H2S吸收设备50。如图3中所示，H2S吸收设备50主要由以下部分组成：吸收塔50a，其用于主要通过利用吸收液体吸收并且除去COS转化反应后的气体5中的H2S；浓缩塔53，其用于通过闪蒸浓缩吸收液体中的H2S浓度；和汽提塔56，其用于从浓缩的吸收液体汽提H2S。
例如，在Selexol工艺的情况下，作为吸收塔50a中使用的吸收液体，优选使用聚乙二醇的二甲醚溶液。管道51被安置在吸收塔50a的顶部。通过管道51，将通过除去H2S得到的纯化气体6供给至CO2回收设备60。此外，管道52被安置在吸收塔50a的底部。通过管道52，将含有吸收的H2S的吸收液体供给至浓缩塔53。
管道54被安置在浓缩塔53的顶部。通过管道54，将通过吸收液体的闪蒸产生的含有H2、CO和CO2的气体输送至吸收塔50a。该管道54配置有用于压缩闪蒸气体的压缩机67。此外，管道55被安置在浓缩塔53的底部。通过管道55，将浓缩的吸收液体供给至汽提塔56。
管道57被安置在汽提塔56的顶部。通过管道57，排出从吸收液体汽提的H2S的酸性气体7。管道57配置有用于冷却酸性气体7的冷凝器58。冷凝器58配置有临时储存酸性气体7的浓缩液体的罐65。此外，罐65配置有用于将冷凝的水返回到汽提塔56的泵66。再沸器61和管道59被安置在汽提塔56的底部。再沸器61加热吸收液体。通过管道59，将通过汽提再生的吸收液体输送至吸收塔50a。管道59配置有热交换器62、泵63和冷却器64。热交换器62在管道59和管道52之间进行热交换，管道52将吸收液体从吸收塔50a输送至浓缩塔53。泵63在压力下输送再生的吸收液体，并且冷却器64冷却再生的吸收液体。
CO2回收设备60是通过物理吸收工艺除去纯化气体6中的CO2的设备。例如，CO2回收设备60优选采用Selexol工艺，如在H2S吸收设备50的情况下。在Selexol工艺的情况下，可以使用聚乙二醇的二甲醚溶液作为CO2回收设备60中使用的吸收液体，如在H2S吸收设备50的情况下。
如在图1中所示，使用上述构造，首先将通过在气化器10中气化煤得到的原料气1引入到涤气器20。经过在涤气器20中用吸收液体去除灰尘的一部分原料气1经由主供给管道21被供给至CO转换反应器30，或者在多级构造的情况下，被供给至第一CO转换反应器30a，如图2中所示。将经过灰尘去除的其余原料气1经由旁通管34供给至COS转化器40。尽管取决于气化器10和涤气器20，但是从涤气器20排出的原料气1的温度是在例如100℃至150℃的范围内。
进入主供给管道21的原料气1的流量与进入旁通管34的原料气1的流量之间的优选比率根据在CO2回收设备中以CO2回收的碳的回收率(也称为“碳回收率”)和被供给至COS转化器40的混合物气体的温度的设定而变化，该回收率用原料气1(作为100)中的碳含量表示。然而，当CO2回收率为50至80％时，优选将45至15％的原料气1输送至旁通管34。当CO2回收率为65％时，被输送至旁通管34的原料气1的更优选比率为30％。
在CO转换反应器30中，通过CO转换反应将一部分原料气1中所含的CO转化为CO2。如上述式中所示，CO转换反应需要其量与CO至少等摩尔的水蒸汽(H2O)。由于这个原因，将水蒸汽3供给至CO转换反应器30中。注意，在CO转换反应中不足量的水蒸汽导致焦化，其中沉积出由CO得到的碳(C)(2CO→C+CO2)。为了防止这种焦化，水蒸汽3优选以大于理论量的量供给。例如，被供给的水蒸汽3的量优选为使得摩尔比率H2O/CO在1.5至5.0的范围内的量，更优选为使得该摩尔比率在1.7至2.4的范围内的量。
CO转换反应是放热反应。在其中CO转换反应器30具有多级构造的情况下，从在最终级的第二CO转换反应器30b排出的CO转换气体的温度是例如在250℃至450℃的范围内，但是这根据原料气1的条件等变化。在CO转换反应器30中，与上述CO转换反应一起，还发生其中原料气1中的COS与H2O反应以生成CO2和H2S(COS+H2O→CO2+H2S)的反应。换言之，从已经通过CO转换反应器30的CO转换气体除去COS。
如图2中所示，将CO转换气体与其余原料气混合，所述其余原料气未进行CO转换反应，这归因于旁通管34。然后，混合物气体通过管道32，并且被引入至COS转化器40。同时，CO转换气体的温度在250℃至450℃的范围内，并且来自旁通管34的其余原料气的温度在100℃至150℃的范围内。因此，该混合物气体的温度可以在150℃至350℃的范围内，这是COS转化反应必需的温度。注意，该混合物气体的温度可以通过热交换器36c调节CO转换气体的温度来控制，所述热交换器36c被安置在CO转换反应器30和旁通管34之间的管道32中。混合物气体的更优选温度为180℃至300℃，并且进一步优选的温度为180℃至250℃。以这样的方式，在逐渐冷却CO转换气体的过程中，可以实现COS转换反应所必需的温度范围。因此，不进行涉及重复冷却和加热操作的温度操作，从而改善热效率。
如上述式中所示，COS转换反应需要其量与CO至少等摩尔的水蒸汽(H2O)。混合气体中的原料气1在涤气器20中被增湿，因此具有反应必需的足量H2O。同时，CO转换气体也供给有用于CO转换反应的大量水蒸汽3。因此，在不特别供给另外的水蒸汽的情况下，在COS转化器40中高度富含H2O。这在反应平衡方面是有利的，从而可以实现高的COS转化率。
在COS转换反应后从COS转化器40排出的气体5通过热交换器46冷却，直至气体温度达到在例如40℃至60℃的范围内的温度。然后，通过管道41将冷却的气体输送至H2S吸收设备50。在图2中所示的流程中，热交换器36c可以产生高压水蒸汽，因为在CO转换后的气体温度高。热交换器46也可以产生低压水蒸汽。
在H2S吸收设备50中，将COS转化后的气体5引入至吸收塔50a，在此气体中的H2S通过与吸收液体的气体-液体接触被吸收并且除去，如图3中所示。通过在塔顶部的管道51将通过除去H2S得到的纯化气体6输送至CO2回收设备60。另一方面，通过在吸收塔50a的底部的管道52排出含有吸收的H2S的吸收液体。所排出的吸收液体在热交换器62中被来自汽提塔56的再生吸收液体加热，然后引入至浓缩塔53。
在浓缩塔53中，将吸收液体闪蒸，从而释放溶解在吸收液体中的含有H2、CO、CO2等的气体。将这种气体通过管道54返回至吸收塔54。通过管道55将通过闪蒸浓缩的吸收液体引入至汽提塔56。
在汽提塔56中，H2S的酸性气体7通过被再沸器61加热而从吸收液体释放。酸性气体7从在塔顶部的管道57排出，在冷凝器58中冷凝，然后被输送至硫回收设备(未显示)。在冷凝器58中，将伴随酸性气体7的水蒸气等冷凝并且除去。冷凝的液体在罐65中积累，并且通过泵66返回至汽提塔56。另一方面，通过在汽提塔56的底部的再沸器61加热通过酸性气体的汽提再生的部分吸收液体。另一部分再生的吸收液体从管道59排出，并且在热交换器62加热在管道52中的含有吸收的H2S的吸收液体。然后，通过冷却器64冷却再生的吸收液体，然后将其供给至吸收塔50a并且重新利用。
将通过在H2S吸收设备50中除去H2S得到的纯化气体6引入至CO2回收设备60，在此通过与吸收液体的气体-液体接触从纯化气体除去并且回收CO2。通过除去并且回收H2S得到的气体作为用于发电的混合燃料被供给至燃气涡轮机。备选地，气体可以用作用于化学合成等的原料。在通过CO2回收设备60回收的CO2中的碳包括来自在CO转换反应器30中转化为CO2的CO的碳、来自在COS转化器40中转化为CO2的COS的碳，当然还包括来自开始时的原料气1中所含的CO2的碳。同时，在通过CO2回收设备60回收的CO2中的碳不包括来自通过旁通管34绕过CO转换反应器30的其余原料气中所含的CO的碳。
因此，CO2回收率可以由通过旁通管34的流量相对于原料气1的整个流量的比率来控制。例如，在其中通过旁通管34的流量为0％时达到约90％的CO2回收率的情况下，通过将通过旁通管34的流量的比率设定到45至15％，可以将CO2回收率设定到50至80％。以这种方式，通过降低CO2回收率，增加了在燃气涡轮机的燃烧器中使用的气体中的CO浓度，并且还增加了燃烧热。从而，可以提高发电效率。
注意，在图1和图2中所示的实施方案中，旁通管34连接至管道32，通过所述管道32，将CO转换气体从CO转换反应器30供给至COS转化器40；然而，本发明不限于此。例如，如图4中所示，旁通管38可以直接连接至COS转化器44，并且用于将COS转化后的气体从COS转化器44供给至H2S吸收设备50的管道45可以连接至用于将CO转换气体从CO转换反应器30供给至H2S吸收设备50的管道33。在这种情况下，安置热交换器36d以在用于CO转换气体的管道33和旁通管38之间进行热交换。
使用这样的构造，由于原料气1被涤气器20增湿，在COS转化器44中无需另外的水蒸汽供给。此外，在图4所示的实施方案中，仅仅旁通管38配置有COS转化器44。因此，与图1和图2所示的实施方案中的COS转化器相比，COS转化器44可以变得更小。与图2所示的热交换器46相比，热交换器46a可以产生更高压力的水蒸汽。另一方面，图2中的热交换器36c产生高压水蒸汽，而图4中的热交换器36d不产生水蒸汽。

Claims (4)

1.一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2并且获得用于发电的燃料气体的方法，所述方法包括：
将所述气化气体分成第一部分和第二部分的步骤，使得通过所述气化气体的第二部分的量控制CO2回收率的下降和发电效率的提高；
CO转换反应步骤，即，将所述气化气体的第一部分进行所述气化气体的第一部分中的CO向CO2的转化；
COS转化步骤，即，在不使所述气化气体的第二部分进行所述CO转换反应步骤的情况下，将所述气化气体的第二部分与在所述CO转换反应后得到的部分气化气体混合，使得混合物气体的温度被设定在150℃至350℃，从而将所述混合物气体中的COS转化为H2S；
H2S吸收步骤，即，从在所述COS转化后得到的混合物气体中吸收并且除去H2S；
CO2吸收步骤，即，从已经在所述H2S吸收步骤中除去H2S的所得混合物气体中吸收、除去和回收CO2；和
获得已经在所述CO2吸收步骤中除去CO2的所得气体作为用于发电的燃料气体的步骤。
2.一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2并且获得用于发电的燃料气体的方法，所述方法包括：
将所述气化气体分成第一部分和第二部分的步骤，使得通过所述气化气体的第二部分的量控制CO2回收率的下降和发电效率的提高；
CO转换反应步骤，即，将所述气化气体的第一部分进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；
COS转化步骤，即，在不使所述气化气体的第二部分进行所述CO转换反应步骤的情况下，在所述气化气体的第二部分与在所述CO转换反应后得到的部分气化气体之间进行热交换，使得所述气化气体的第二部分的气体温度被设定在150℃至350℃，从而将所述气化气体的第二部分中的COS转化为H2S；
H2S吸收步骤，即，将在所述COS转化后得到的气化气体的第二部分与在所述CO转换反应后得到的第一部分气化气体混合，并且从混合物气体中吸收并且除去H2S；
CO2吸收步骤，即，从已经在所述H2S吸收步骤中除去H2S的所得混合物气体中吸收、除去和回收CO2；和
获得已经在所述CO2吸收步骤中除去CO2的所得气体作为用于发电的燃料气体的步骤。
3.一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2并且获得用于发电的燃料气体的系统，其中所述气化气体被分成第一部分和第二部分，使得通过所述气化气体的第二部分的量控制CO2回收率的下降和发电效率的提高，所述系统包括：
CO转换反应器，其用于将所述气化气体的第一部分进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；
旁通管，通过所述旁通管，使所述气化气体的第二部分绕过所述CO转换反应器，从而不被引入到所述CO转换反应器中；
COS转化器，其用于将混合物气体中的COS转化为H2S，所述混合物气体包含已经通过所述CO转换反应器的气体和已经通过所述旁通管的气体；
H2S吸收设备，其用于从已经通过所述COS转化器的所得混合物气体吸收并且除去H2S；
CO2吸收设备，其用于从已经通过所述H2S吸收设备除去H2S的所得混合物气体中吸收、除去和回收CO2；和
用于供应已经通过所述CO2吸收设备除去CO2的所得气体作为用于发电的燃料气体的管线。
4.一种用于从含有CO、CO2、COS和H2S的气化气体回收CO2并且获得用于发电的燃料气体的系统，其中所述气化气体被分成第一部分和第二部分，使得通过所述气化气体的第二部分的量控制CO2回收率的下降和发电效率的提高，所述系统包括：
CO转换反应器，其用于将所述气化气体的第一部分进行所述部分气化气体中的CO向CO2的转化；
旁通管，通过所述旁通管，使所述气化气体的第二部分绕过所述CO转换反应器，从而不被引入到所述CO转换反应器中；
COS转化器，其用于将已经通过所述旁通管的气体中的COS转化为H2S；
H2S吸收设备，其用于从已经通过所述CO转换反应器的气体与已经通过所述COS转化器的气体的混合物气体吸收并且除去H2S；
CO2吸收设备，其用于从已经通过所述H2S吸收设备除去H2S的所得混合物气体中吸收、除去和回收CO2；和
用于供应已经通过所述CO2吸收设备除去CO2的所得气体作为用于发电的燃料气体的管线。
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