CN104386648B - 一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统及工艺 - Google Patents
一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统及工艺 Download PDFInfo
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Abstract
本发明属于能源与化工技术领域，公开了一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统及工艺。所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统包括依次连接的油页岩干馏单元、页岩油气分离单元、酸性气体脱除单元、烃类分离单元和甲烷水蒸汽重整单元。本发明将干馏气进行水蒸汽重整制氢并副产烯烃，极大地提高了油页岩加工行业的经济收入，采用本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的经济收入较传统固体热载体油页岩炼制过程提高约12％，而总生产成本提高约8％；本发明所述工艺采用工业化成熟的甲烷水蒸汽重整技术，得到氢气，可为后续页岩油加氢提供氢源，也可外售获得极佳的经济效益。
Description
技术领域
本发明属于能源与化工技术领域，具体涉及一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统及工艺。
背景技术
随着国民经济的快速发展，人们对能源的需求日益增加。石油作为一种有限的不可再生的能源已经不能满足人类持续和不断增长的能源需求。而油页岩作为非常规的油气资源，其资源储量丰富，现有技术保证了其开发利用的可行性。据统计，我国油页岩储量折算成页岩油有476亿吨，为石油储量的2倍。大力发展油页岩炼油技术有利于缓解我国石油资源供需矛盾，为实现能源多元化提供切实可行的途径。
目前国内已工业化的油页岩干馏技术是气体热载体干馏工艺，主要包括抚顺炉工艺和瓦斯全循环炉。抚顺炉油收率一般较低，只有65％左右。主要因为炉子气化段产生的高温煤气中含有少量的未反应氧气进入干馏段，会烧掉一部分热解产生的页岩油。而在瓦斯全循环炉中，炉底进入冷循环气，吸收半焦显热，不再有空气进入。此外，瓦斯全循环炉出口油气不含氧气，配套冷凝回收系统可采用电气捕油器，进一步可提高油收率。因而油收率可达到90％左右。但是，瓦斯全循环炉油页岩干馏所需的热量，一部分必须由外购的干馏气燃烧来补充，限制了该工艺的利润。
在保证油收率达到90％以上，如何进一步提高炼制过程的经济性能，大连理工大学开发了新型的固体热载体干馏工艺。该工艺的油收率可达到90％-96％，油页岩利用率高达100％，生产过程的耗水量小，废水量少。另外，页岩油回收系统采用油洗流程，可直接得到页岩油的馏分油。目前大庆油田采用大工固体热载体干馏技术，已建成年加工60万t油页岩的工业试验装置。该工艺投资小，利润大，利用灰渣作为热载体循环利用为油页岩干馏提供热量，灰渣的排放量少，解决了抚顺炉工艺和瓦斯全循环工艺灰渣堆积，污染环境和土壤等问题。
目前，大工固体热载体干馏得到的干馏气主要用于燃气轮机发电，发电效率较低，一般只有32％-38％。然而，大工固体热载体干馏得到的干馏气的热值较高，为11-22MJ/m3。如果仅仅用于燃烧发电，无疑降低了整个炼制过程的能量效率和经济效益；如果将干馏气用于制一些高品位的化学品，这样不仅提高了能量效率和经济效益，同时降低了干馏气燃烧CO2排放严重的问题。
发明内容
为了克服现有技术的缺点与不足，本发明的首要目的在于提供一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统；
本发明的另一目的在于提供采用上述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺。
本发明的目的通过下述技术方案实现：
一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统，包括依次连接的油页岩干馏单元、页岩油气分离单元、酸性气体脱除单元、烃类分离单元和甲烷水蒸汽重整单元；
所述油页岩干馏单元设有通入油页岩原料的入口，油页岩干馏单元的油气混合物出口通过管道与所述页岩油气分离单元的油气混合物原料入口相连接；所述页岩油气分离单元的干馏气出口通过管道与所述酸性气体脱除单元的干馏气原料入口相连接；
所述酸性气体脱除单元设有吸收剂原料入口，酸性气体脱除单元的净化气出口通过管道与所述烃类分离单元的净化气原料入口相连接；烃类分离单元的C1组分出口通过管道与所述甲烷水蒸汽重整单元的C1原料入口相连接；甲烷水蒸汽重整单元设有水蒸汽原料入口及氢气出口；
优选的，所述油页岩干馏单元包含油页岩预热器、干燥器及干馏反应器；所述页岩油气分离单元包含第一气固分离器、半焦燃烧器、第二气固分离器、第一换热器、第一冷却器、第一油洗塔、第二冷却器、第二油洗塔、空冷器和气液分离器；
所述油页岩预热器设有油页岩原料入口；油页岩预热器、干燥器和干馏反应器通过管道依次连接；干馏反应器设有脱除表面水的干燥油页岩入口，干馏反应器的油气混合物出口通过管道与第一气固分离器的油气混合物入口相连接；第一气固分离器的油气混合物出口通过管道与第一油洗塔的油气混合物流入口相连接；第一油洗塔的洗涤气出口通过管道与第二油洗塔的洗涤气入口相连接；第二油洗塔的洗涤气出口通过管道与空冷器的洗涤气入口相连接；空冷器的冷却洗涤气出口通过管道与气液分离器相连接；
第一油洗塔的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第一冷却器的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第一冷却器的洗涤油出口通过管道与第一油洗塔的洗涤油入口连接；第二油洗塔的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第二冷却器的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第二冷却器的洗涤油出口通过管道与第二油洗塔的洗涤油入口连接；
半焦燃烧器设有预热空气入口，半焦燃烧器的固体物料入口通过管道与第一气固分离器的固体物料出口相连接，半焦燃烧器的气固混合物出口通过管道与第二气固分离器的气固混合物入口相连接；第二气固分离器的废气出口通过管道与油页岩预热器的热废气入口连接；第二气固分离器的灰渣出口分为两个通道，一个通道通过管道与干馏反应器的热载体原料入口相连接，另一通道通过管道与第一换热器的空气预热原料入口连接；
优选的，所述酸性气体脱除单元包括吸收液泵、吸收液冷却器、吸收塔、富液泵、贫液泵、贫-富液换热器、贫液冷却器、再生塔、再生气凝汽器、分离器和再沸器；
所述吸收液泵设有吸收剂原料入口，吸收液泵的吸收液出口通过管道与吸收液冷却器的吸收液入口相连接，吸收液冷却器的冷吸收液流出口通过管道与吸收塔的冷吸收液入口相连接；吸收塔设有干馏气入口，通过管道与所述页岩油气分离单元的干馏气出口连接；吸收塔的富液出口通过管道与富液泵的富液入口相连接，富液泵的加压富液流出口和贫液泵的加压贫液流出口通过管道分别与贫-富液换热器的原料入口相连接，贫-富液换热器的富液出口通过管道与再生塔的富液入口连接，贫-富液换热器的贫液出口通过管道与贫液冷却器的贫液入口连接；贫液冷却器的冷贫液出口通过管道与吸收塔的冷贫液入口连接；再生塔的再生气出口通过管道与再生气凝汽器的再生气进口相连接，再生气凝汽器的冷再生气通过管道与分离器的物流入口相连接，分离器的冷凝液出口通过管道与再生塔的冷凝液入口相连接；再生塔的塔底物流出口通过管道与再沸器的物流入口连接，再沸器的蒸汽出口通过管道与再生塔的蒸汽入口相连接；
优选的，所述烃类分离单元包括压缩机、脱甲烷塔、脱乙烷塔和乙烯精馏塔；
所述压缩机设有净化气入口，通过管道与酸性气体脱除单元的净化气出口连接；所述压缩机的净化气出口通过管道与脱甲烷塔的净化气入口相连接；脱甲烷塔的C1组分出口通过管道与甲烷水蒸汽重整单元相连接；脱甲烷塔脱除C1组分后的C2-C3物流出口通过管道与脱乙烷塔的C2-C3物流入口相连接；脱乙烷塔脱除丙烯后的C2组分物流出口通过管道与乙烯精馏塔的C2物流入口相连接；
优选的，所述甲烷水蒸汽重整单元包括第二换热器、甲烷水蒸汽重整反应器、第一给水泵、第三换热器、高温变换反应器、第四换热器、低温变换反应器、第二给水泵、第五换热器以及变压吸附装置；
所述第二换热器设有C1和水蒸气混合物流的入口，第二换热器的混合物流出口通过管道与甲烷水蒸汽重整反应器的混合物流入口连接，甲烷水蒸汽重整反应器的合成气出口通过管道与第三换热器的热物流入口连接，第三换热器的热物流出口通过管道与高温变换反应器的合成气入口相连接，高温变换反应器的物流出口通过管道与第四换热器的热物流入口连接，第四换热器的热物流出口通过管道与低温变换反应器的合成气入口相连接，低温变换反应器的物流出口通过管道与第五换热器的热物流入口连接，第五换热器的热物流出口通过管道与变压吸附装置物流入口相连接；另外，甲烷水蒸汽重整反应器设有燃料和空气混合物流入口和烟道气出口，其中烟道气出口通过管道与第二换热器的热物流入口连接，第二换热器设有冷物流出口；第一给水泵设有新鲜原料水入口，第一给水泵的物流出口通过管道与第三换热器冷物流入口连接，第三换热器设有冷物流出口；第二给水泵设有新鲜原料水入口，第二给水泵的物流出口通过管道与第五换热器冷物流入口连接，第五换热器冷物流出口通过管道与第四换热器的冷物流出口连接，第四换热器的冷物流出口通过管道与高温变换反应器的蒸汽入口连接。
采用上述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，包括如下步骤：
经破碎后的油页岩通入油页岩干馏单元发生干馏反应得到页岩油气混合物和灰渣，灰渣排出系统，所得到的页岩油气混合物通入页岩油气分离单元分离得到页岩油和干馏气；
所得干馏气进入酸性气体脱除单元，通过吸收剂进行吸收-解析反应后得到净化气和CO2；将所得净化气通入烃类分离单元进行分离得到C1组分和C2-C3混合组分，C1组分和水蒸汽混合后通入甲烷水蒸汽重整单元进行反应，得到产品气氢气。
优选的，所述破碎后的油页岩粒径不大于10mm；所述吸收剂为乙醇胺；
优选的，所述油页岩干馏单元中干馏反应的温度为460～560℃，压力为0.1MPa；
更优选的，所述油页岩干馏单元中干馏反应的温度为510℃；
优选的，所述吸收剂为乙醇胺；
优选的，所述酸性气体脱除单元中进行吸收反应的温度为25～50℃，压力为110～120kPa；所述酸性气体脱除单元中进行解析反应的温度为100～130℃，压力为101～110kPa；
更优选的，所述酸性气体脱除单元中进行吸收反应的温度为40℃，压力为120kPa；所述酸性气体脱除单元中进行解析反应的温度为120℃，压力为103kPa；
优选的，所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应反应的温度为700～900℃，压力为1.6～2.0MPa，水碳比为3～4；
更优选的，所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应的温度为700℃，压力为2.0MPa，水碳比为3.5。
本发明相对于现有技术具有如下的优点及效果：
(1)一般干馏气用于燃烧发电，发电效率较低，为32％～36％；另外大工新法干馏工艺产生的干馏气，热值很高，为21.6MJ/m3。本发明将干馏气进行水蒸汽重整制氢并副产烯烃，极大地提高了油页岩加工行业的经济收入，采用本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的经济收入较传统固体热载体油页岩炼制过程提高约12％，而总生产成本提高约8％。
(2)本发明采用MEA法吸收干馏气中CO2，CO2脱除率可以达到99％；采用C1-C3顺序分离技术，得到高价值的化工产品烯烃和乙烷；采用工业化成熟的甲烷水蒸汽重整技术，得到氢气，可为后续页岩油加氢提供氢源，也可外售获得极佳的经济效益。
附图说明
图1为传统固体热载体油页岩炼制过程的工艺示意图。其中1为油页岩干馏单元，2为页岩油气分离单元；3-7为物流编号，其中3为油页岩，4为页岩油气混合物，5为灰渣，6为页岩油，7为干馏气。
图2为本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的工艺示意图。其中8为酸性气体脱除单元，9为烃类分离单元，10为甲烷水蒸汽重整单元；11-17为物流编号，其中11为吸收剂，12为净化气，13为CO2产品，14为C1组分，15为C2-C3混合组分，16为水蒸汽，17为氢气。
图3为本发明所述系统中油页岩干馏单元1和页岩油气分离单元2的具体工艺过程图。其中73为油页岩预热器，74为干燥器，75为干馏反应器，76为第一气固分离器，84为半焦燃烧器，85为第二气固分离器，86为第一换热器，77为第一冷却器，78为第一油洗塔，79为第二冷却器，80为第二油洗塔，81为空冷器，82为气液分离器；18-42为物流编号，其中18为热废气，19为预热油页岩，20为排放废气，21为干燥油页岩，22为外表水份，23为循环灰渣，24为页岩油-干馏气混合物，25为固体物流，26为冷循环重油，27为塔底重油，28为循环重油，29为第一页岩油，30为重油分离油气混合物，31为冷循环轻油，32为塔底轻油，33为循环轻油，34为第二页岩油，35为轻油分离油气混合物，36为空冷油气混合物，37为第三页岩油，38为新鲜空气，39为预热空气，40为气渣混合物，41为总灰渣，42为排放灰渣。其余编号与图1中相同编号表示相同的物流。
图4为本发明所述系统中酸性气体脱除单元的工艺流程图。其中87为吸收液泵，88为吸收液冷却器，89为吸收塔，90为富液泵，91为贫液泵，92为贫-富液换热器，93为贫液冷却器，94为再生塔，95为再生气凝汽器，96为分离器，97为再沸器；44-56为物流编号，其中，44为冷吸收剂，45为冷贫液，46为富液，50为换热富液，51为吸收剂冷凝液，52为富液蒸汽，53为再生气，55为贫液，56为再生塔富液。其余编号与图2中相同编号表示相同的物流。
图5为本发明所述系统中烃类分离单元的工艺流程图。其中98为压缩机，99为脱甲烷塔，100为脱乙烷塔，101为乙烯精馏塔；57-61为物流编号，其中57为加压净化气，58为C2组分，59为丙烯产品，60为乙烯产品，61为乙烷产品。其余编号与图2中相同编号表示相同物流。
图6为本发明所述系统中甲烷水蒸汽重整单元工艺流程图。其中109为第二换热器，110为甲烷水蒸汽重整反应器，111为第一给水泵，112为第三换热器，113为高温变换反应器，114为第四换热器，115为低温变换反应器，116为第二给水泵、117为第五换热器，118为变压吸附装置；其中62为加热C1和水蒸气混合气体，63为空气，64为燃料气，65为第一新鲜水，66为第一加压水，67为热合成气，68为高压蒸汽，69为冷却合成气，70为烟道气，71为冷却烟道气，102为高温变换合成气；103为冷却高温变换气，104为低温变换合成气，105为冷却低温变换气，106为第二新鲜水，107为第二加压水，108为第一水蒸汽，119为第二水蒸汽。其余编号与图2中相同编号表示相同物流。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
现有技术中的固体热载体油页岩炼制系统，包括油页岩干馏单元1和页岩油气分离单元2，工艺示意图如图1所示。经破碎处理后的油页岩3通入油页岩干馏单元1进行干馏反应，得到灰渣5和页岩油气混合物4，灰渣5排出，页岩油气混合物4通入页岩油气分离单元2进行分离得到页岩油6和干馏气7。
实施例1
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统，包括依次连接的油页岩干馏单元1、页岩油气分离单元2、酸性气体脱除单元8、烃类分离单元9和甲烷水蒸汽重整单元10；
所述油页岩干馏单元1设有通入油页岩原料的入口，油页岩干馏单元1的油气混合物出口通过管道与所述页岩油气分离单元2的油气混合物原料入口相连接；所述页岩油气分离单元2的干馏气出口通过管道与所述酸性气体脱除单元8的干馏气原料入口相连接；
所述酸性气体脱除单元8设有吸收剂原料入口，酸性气体脱除单元8的净化气出口通过管道与所述烃类分离单元9的净化气原料入口相连接；烃类分离单元9的C1组分出口通过管道与所述甲烷水蒸汽重整单元10的C1原料入口相连接；甲烷水蒸汽重整单元10设有水蒸汽原料入口及氢气出口。
采用本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，工艺示意图如图2所示，具体包括如下步骤：
经破碎后的油页岩3通入油页岩干馏单元1发生干馏反应得到页岩油气混合物4和灰渣5，灰渣5排出系统，所得到的页岩油气混合物4通入页岩油气分离单元2分离得到页岩油6和干馏气7；
所得干馏气7进入酸性气体脱除单元8，通过吸收剂11进行吸收-解析反应后得到净化气12和CO2产品13；将所得净化气12通入烃类分离单元9进行分离得到C1组分14和C2-C3混合组分15，C1组分14和水蒸汽16混合后通入甲烷水蒸汽重整单元10进行反应，得到产品气氢气17。
由现有技术中的固体热载体油页岩炼制系统与本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统对比可知，本发明所述系统将干馏气分离制氢气和副产烯烃，实现了资源高效经济的利用。
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统中油页岩干馏单元1和页岩油气分离单元2的具体设备及工艺过程如图3所示：
所述油页岩干馏单元包含油页岩预热器73、干燥器74及干馏反应器75；所述页岩油气分离单元包含第一气固分离器76、半焦燃烧器84、第二气固分离器85、第一换热器86、第一冷却器77、第一油洗塔78、第二冷却器79、第二油洗塔80、空冷器81和气液分离器82；
所述油页岩预热器73设有油页岩原料入口；油页岩预热器73、干燥器74和干馏反应器75通过管道依次连接；干馏反应器75设有脱除表面水的干燥油页岩入口，干馏反应器75的油气混合物出口通过管道与第一气固分离器76的油气混合物入口相连接；第一气固分离器76的油气混合物出口通过管道与第一油洗塔78的油气混合物流入口相连接；第一油洗塔78的洗涤气出口通过管道与第二油洗塔80的洗涤气入口相连接；第二油洗塔80的洗涤气出口通过管道与空冷器81的洗涤气入口相连接；空冷器81的冷却洗涤气出口通过管道与气液分离器82相连接；
第一油洗塔78的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第一冷却器77的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第一冷却器77的洗涤油出口通过管道与第一油洗塔78的洗涤油入口连接；第二油洗塔80的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第二冷却器79的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第二冷却器79的洗涤油出口通过管道与第二油洗塔80的洗涤油入口连接；
半焦燃烧器84设有预热空气入口，半焦燃烧器84的固体物料入口通过管道与第一气固分离器76的固体物料出口相连接，半焦燃烧器84的气固混合物出口通过管道与第二气固分离器85的气固混合物入口相连接；第二气固分离器85的废气出口通过管道与油页岩预热器73的热废气入口连接；第二气固分离器85的灰渣出口分为两个通道，一个通道通过管道与干馏反应器75的热载体原料入口相连接，另一通道通过管道与第一换热器86的空气预热原料入口连接；
具体工艺流程为：
经破碎后的油页岩3经油页岩预热器73预热，预热油页岩19经干燥器74脱除外表水份22后，脱除表面水的干燥油页岩21进入干馏反应器75，进行干馏反应生成含页岩油、干馏气和半焦的页岩油气混合物4；页岩油气混合物4进入第一气固分离器76分离成页岩油-干馏气混合物24和含有无机矿物质和半焦的固体物流25；
页岩油-干馏气混合物24经第一油洗塔78洗涤分离得到重油分离油气混合物30及塔底重油27；塔底重油27分为循环重油28及第一页岩油29，循环重油28经第一冷却器77冷却后形成冷循环重油26回到第一油洗塔78；重油分离油气混合物30进入第二油洗塔80洗涤分离得到轻油分离油气混合物35及塔底轻油32；塔底轻油32分为循环轻油33及第二页岩油34，循环轻油33经第二冷却器79冷却后形成冷循环轻油31回到第二油洗塔80；轻油分离油气混合物35经空冷器81冷却后形成空冷油气混合物36，空冷油气混合物36进入气液分离器82分离得到干馏气7及第三页岩油37；
第一页岩油29、第二页岩油34和第三页岩油37经混合装置混合后得到页岩油6；
新鲜空气38进入换热器86进行预热得到预热空气39，预热空气39通入半焦燃烧器；固体物流25进入半焦燃烧器84与预热空气39混合燃烧，燃烧后的气渣混合物40进入第二气固分离器85得到热废气18和总灰渣41，热废气18进入油页岩预热器提供热量后作为排放废气20排出系统外；总灰渣41分为循环灰渣23和排放灰渣42，循环灰渣23直接通入到干馏反应器75，为油页岩干馏提供热量，排放灰渣42为换热器86提供热量，得到灰渣5排出系统；
所述干馏反应器中干馏反应的温度为460～560℃，压力为0.1MPa；优选的，所述干馏反应的温度为510℃。
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统中酸性气体脱除单元8的具体设备及工艺过程如图4所示：
所述酸性气体脱除单元8包括吸收液泵87、吸收液冷却器88、吸收塔89、富液泵90、贫液泵91、贫-富液换热器92、贫液冷却器93、再生塔94、再生气凝汽器95、分离器96和再沸器97；
所述吸收液泵87设有吸收剂原料入口，吸收液泵87的吸收液出口通过管道与吸收液冷却器88的吸收液入口相连接，吸收液冷却器88的冷吸收液流出口通过管道与吸收塔89的冷吸收液入口相连接；吸收塔89设有干馏气入口，通过管道与所述页岩油气分离单元2的干馏气出口连接；吸收塔89的富液出口通过管道与富液泵90的富液入口相连接，富液泵90的加压富液流出口和贫液泵91的加压贫液流出口通过管道分别与贫-富液换热器92的原料入口相连接，贫-富液换热器92的富液出口通过管道与再生塔94的富液入口连接，贫-富液换热器92的贫液出口通过管道与贫液冷却器93的贫液入口连接；贫液冷却器93的冷贫液出口通过管道与吸收塔89的冷贫液入口连接；再生塔94的再生气出口通过管道与再生气凝汽器95的再生气进口相连接，再生气凝汽器95的冷再生气通过管道与分离器96的物流入口相连接，分离器96的冷凝液出口通过管道与再生塔94的冷凝液入口相连接；再生塔94的塔底物流出口通过管道与再沸器97的物流入口连接，再沸器97的蒸汽出口通过管道与再生塔94的蒸汽入口相连接；
具体工艺包括如下：
干馏气7由吸收塔89的塔底进入；吸收剂11经吸收液泵87加压后进入吸收液冷却器88进行冷却得到冷吸收剂44，冷吸收剂44由塔顶进入吸收塔89；由再生塔94出来的贫液55经贫液泵91提压，再经贫-富液换热器92和贫液冷却器93冷却后得到冷贫液45，冷贫液45由塔顶进入吸收塔89；干馏气7、冷吸收剂44和冷贫液45在吸收塔89内发生吸收反应，吸收反应后的净化气12从吸收塔89塔顶出去，进入烃类分离单元；吸收塔89塔底出来的富液46经富液泵90传送至贫-富液换热器92进行换热得到换热富液50，换热富液50从塔顶进入再生塔94，再生塔94塔底的再沸器97对再生塔富液56进行加热，完成吸收剂和CO2的分离；再生塔94塔底排出贫液55；再生塔94塔顶出口排出含吸收液和CO2的再生气53，再生气53经再生气凝汽器95冷凝和分离器96分离后得到纯度为99％以上的CO2产品13，分离器96分离得到的含吸收剂和水的吸收剂冷凝液51由塔顶进入再生塔94。
优选的，所述酸性气体脱除单元中吸收塔89内的温度为25～50℃，压力为110～120kPa；再生塔94内的温度为100～130℃，压力为101～110kPa；
更优选的，所述吸收塔89内的温度为40℃，压力为120kPa；再生塔94内的温度为120℃，压力为103kPa。
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统中烃类分离单元9具体设备及工艺过程如图5所示：
所述烃类分离单元9包括压缩机98、脱甲烷塔99、脱乙烷塔100和乙烯精馏塔101；
所说压缩机98设有净化气入口，通过管道与酸性气体脱除单元8的净化气出口连接；所说压缩机98的净化气出口通过管道与脱甲烷塔99的净化气入口相连接；脱甲烷塔的C1组分出口通过管道与甲烷水蒸汽重整单元相连接；脱甲烷塔99脱除C1组分后的C2-C3物流出口通过管道与脱乙烷塔100的C2-C3物流入口相连接；脱乙烷塔100脱除丙烯后的C2组分物流出口通过管道与乙烯精馏塔101的C2物流入口相连接；
具体工艺包括如下：
脱除CO2后的净化气12经压缩机98压缩，压缩后的加压净化气57进入脱甲烷塔99，C1组分14从塔顶出去，进入甲烷水蒸汽重整单元10；塔底的C2-C3混合组分15进入脱乙烷塔100进行反应，得到C2组分58和丙烯产品59；C2组分58由脱乙烷塔100塔顶排出，进入乙烯精馏塔101进行反应；乙烯精馏塔101塔顶得到乙烯产品60，塔底得到乙烷产品61。
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统中甲烷水蒸汽重整单元10具体设备及工艺过程如图6所示：
所述甲烷水蒸汽重整单元包括第二换热器109、甲烷水蒸汽重整反应器110、第一给水泵111、第三换热器112、高温变换反应器113、第四换热器114、低温变换反应器115、第二给水泵116、第五换热器117以及变压吸附装置118；
所述第二换热器109设有C1和水蒸气混合物流的入口，第二换热器109的混合物流出口通过管道与甲烷水蒸汽重整反应器110的混合物流入口连接，甲烷水蒸汽重整反应器110的合成气出口通过管道与第三换热器112的热物流入口连接，第三换热器112的热物流出口通过管道与高温变换反应器113的合成气入口相连接，高温变换反应器113的物流出口通过管道与第四换热器114的热物流入口连接，第四换热器114的热物流出口通过管道与低温变换反应器115的合成气入口相连接，低温变换反应器115的物流出口通过管道与第五换热器117的热物流入口连接，第五换热器117的热物流出口通过管道与变压吸附装置118物流入口相连接；另外，甲烷水蒸汽重整反应器110设有燃料和空气混合物流入口和烟道气出口，其中烟道气出口通过管道与第二换热器109的热物流入口连接，第二换热器109设有冷物流出口；第一给水泵111设有新鲜原料水入口，第一给水泵111的物流出口通过管道与第三换热器112冷物流入口连接，第三换热器112设有冷物流出口；第二给水泵116设有新鲜原料水入口，第二给水泵116的物流出口通过管道与第五换热器117冷物流入口连接，第五换热器117冷物流出口通过管道与第四换热器114的冷物流出口连接，第四换热器114的冷物流出口通过管道与高温变换反应器113的蒸汽入口连接。
具体工艺包括如下：
C1组分14和水蒸汽16混合后加压进入第二换热器109，经换热后得到的加热C1组分和水蒸气混合气体62，进入甲烷水蒸汽重整反应器110，产生热合成气67，该反应过程所需要热量通过燃烧空气63和燃料气64的混合气提供；热合成气67经过第三换热器112被冷却得到冷却合成气69；冷却合成气69进入高温变换反应器113发生变换反应得到高温变换合成气102；高温变换合成气102进入第四换热器114，回收高温变换合成气102中的能量得到冷却高温变换气103；冷却高温变换气103进入低温变换反应器115，产生的低温变换合成气104进入第五换热器117；经第五换热器117冷却得到的冷却低温变换气105进入变压吸附装置118，得到产品氢气17；
另外，空气63和燃料气64混合后在甲烷水蒸汽重整反应器中燃烧，为反应提供能量，燃烧得到的烟道气70通入第二换热器109提供热量，换热得到冷却烟道气71排出系统；第一新鲜水65经第一给水泵111加压后形成第一加压水66进入第三换热器112作为冷却水进行换热，经换热后形成高压蒸汽68；第二新鲜水106经第二给水泵116加压后形成第二加压水107进入第五换热器117作为冷却水进行换热，经换热吸收热量后形成第一水蒸汽108；第一水蒸汽108通入第四换热器114进行换热吸收热量形成第二水蒸汽109，第二水蒸汽109通入高温变换反应器113提供热量。
优选的，所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应反应的温度为700～900℃，压力为1.6～2.0MPa，水碳比为3～4；更优选的，所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应的温度为700℃，压力为2.0MPa，水碳比为3.5。
实施例2
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的具体实施如下：
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统包括依次连接的油页岩干馏单元1、页岩油气分离单元2、酸性气体脱除单元8、烃类分离单元9和甲烷水蒸汽重整单元10。各工艺段具体设备如实施例1所述。
进入本发明所述系统的原料流量为418t/h，新鲜吸收剂流量为0.03t/h，甲烷水蒸汽重整反应器的原料的水碳比为3.5，操作压力为2.0MPa，温度为820℃。油页岩的工业分析和元素分析见表1，干馏气的组成见表2。工艺流程图如图2。
表1 油页岩的工业分析和元素分析
(表中M,FC,V,和A分别表示油页岩中水分、固定碳、挥发分和灰的含量，ar表示收到基，ad表示空气干燥基，wt表示质量分数)。
表2 干馏气的组成(mol％)
| CH4 | CO | H2 | CO2 | C2H4 | C2H6 | C3H6 | 低热值(MJ/m3) |
| 19.23 | 8.17 | 24.08 | 33.38 | 4.8 | 5.09 | 5.25 | 21.62 |
油页岩炼制的过程如图3所示，具体工艺过程为：
经破碎后的油页岩3经油页岩预热器73预热，预热油页岩19经干燥器74脱除外表水份22后，脱除表面水的干燥油页岩21进入干馏反应器75，进行干馏反应生成含页岩油、干馏气和半焦的页岩油气混合物4；页岩油气混合物4进入第一气固分离器76分离成页岩油-干馏气混合物24和含有无机矿物质和半焦的固体物流25；
页岩油-干馏气混合物24经第一油洗塔78洗涤分离得到重油分离油气混合物30及塔底重油27；塔底重油27分为循环重油28及第一页岩油29，循环重油28经第一冷却器77冷却后形成冷循环重油26回到第一油洗塔78；重油分离油气混合物30进入第二油洗塔80洗涤分离得到轻油分离油气混合物35及塔底轻油32；塔底轻油32分为循环轻油33及第二页岩油34，循环轻油33经第二冷却器79冷却后形成冷循环轻油31回到第二油洗塔80；轻油分离油气混合物35经空冷器81冷却后形成空冷油气混合物36，空冷油气混合物36进入气液分离器82分离得到干馏气7及第三页岩油37；
第一页岩油29、第二页岩油34和第三页岩油37经混合装置混合后得到页岩油6；
新鲜空气38进入换热器86进行预热得到预热空气39，预热空气39通入半焦燃烧器；固体物流25进入半焦燃烧器84与预热空气39混合燃烧，燃烧后的气渣混合物40进入第二气固分离器85得到热废气18和总灰渣41，热废气18进入油页岩预热器提供热量后作为排放废气20排出系统外；总灰渣41分为循环灰渣23和排放灰渣42，循环灰渣23直接通入到干馏反应器75，为油页岩干馏提供热量，排放灰渣42为换热器86提供热量，得到灰渣5排出系统。
所述干馏反应器中干馏反应的温度为510℃，压力为0.1MPa。
酸性气体脱除单元8的工艺过程如图4所示，具体工艺过程为：
馏气7由吸收塔89的塔底进入；吸收剂11经吸收液泵87加压后进入吸收液冷却器88进行冷却得到冷吸收剂44，冷吸收剂44由塔顶进入吸收塔89；由再生塔94出来的贫液55经贫液泵91提压，再经贫-富液换热器92和贫液冷却器93冷却后得到冷贫液45，冷贫液45由塔顶进入吸收塔89；干馏气7、冷吸收剂44和冷贫液45在吸收塔89内发生吸收反应，吸收反应后的净化气12从吸收塔89塔顶出去，进入烃类分离单元；吸收塔89塔底出来的富液46经富液泵90传送至贫-富液换热器92进行换热得到换热富液50，换热富液50从塔顶进入再生塔94，再生塔94塔底的再沸器97对再生塔富液56进行加热，完成吸收剂和CO2的分离；再生塔94塔底排出贫液55；再生塔94塔顶出口排出含吸收液和CO2的再生气53，再生气53经再生气凝汽器95冷凝和分离器96分离后得到纯度为99％以上的CO2产品13，分离器96分离得到的含吸收剂和水的吸收剂冷凝液51由塔顶进入再生塔94。
所述酸性气体脱除单元中吸收塔89内的温度为40℃，压力为120kPa；再生塔94内的温度为120℃，压力为103kPa。
烃类分离单元9的过程如图5所示，具体工艺为：
脱除CO2后的净化气12经压缩机98压缩，压缩后的加压净化气57进入脱甲烷塔99，C1组分14从塔顶出去，进入甲烷水蒸汽重整单元10；塔底的C2-C3混合组分15进入脱乙烷塔100进行反应，得到C2组分58和丙烯产品59；C2组分58由脱乙烷塔100塔顶排出，进入乙烯精馏塔101进行反应；乙烯精馏塔101塔顶得到乙烯产品60，塔底得到乙烷产品61。
甲烷水蒸汽重整单元10的过程如图6所示，具体工艺为：
C1组分14和水蒸汽16混合后加压进入第二换热器109，经换热后得到的加热C1组分和水蒸气混合气体62，进入甲烷水蒸汽重整反应器110，产生热合成气67，该反应过程所需要热量通过燃烧空气63和燃料气64的混合气提供；热合成气67经过第三换热器112被冷却得到冷却合成气69；冷却合成气69进入高温变换反应器113发生变换反应得到高温变换合成气102；高温变换合成气102进入第四换热器114，回收高温变换合成气102中的能量得到冷却高温变换气103；冷却高温变换气103进入低温变换反应器115，产生的低温变换合成气104进入第五换热器117；经第五换热器117冷却得到的冷却低温变换气105进入变压吸附装置118，得到产品氢气17；
另外，空气63和燃料气64混合后在甲烷水蒸汽重整反应器中燃烧，为反应提供能量，燃烧得到的烟道气70通入第二换热器109提供热量，换热得到冷却烟道气71排出系统；第一新鲜水65经第一给水泵111加压后形成第一加压水66进入第三换热器112作为冷却水进行换热，经换热后形成高压蒸汽68；第二新鲜水106经第二给水泵116加压后形成第二加压水107进入第五换热器117作为冷却水进行换热，经换热吸收热量后形成第一水蒸汽108；第一水蒸汽108通入第四换热器114进行换热吸收热量形成第二水蒸汽109，第二水蒸汽109通入高温变换反应器113提供热量。
现有的固体热载体油页岩炼制过程主要包括上述的油页岩干馏过程和干馏气发电过程，将不在此重复阐述。
相比现有的固体热载体油页岩炼制过程，本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的经济收入较大工新法油页岩炼制过程提高约12.36％，而总生产成本提高约9.07％。
实施例3
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的具体实施如下：
本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统包括依次连接的油页岩干馏单元1、页岩油气分离单元2、酸性气体脱除单元8、烃类分离单元9和甲烷水蒸汽重整单元10。各工艺段具体设备如实施例1所述。
进入本发明所述系统的原料流量为375t/h，新鲜吸收剂流量为0.02t/h，甲烷水蒸汽重整反应器的原料的水碳比为3.2，操作压力为1.5MPa，温度为800℃。油页岩的工业分析和元素分析见表3，干馏气的组成见表4。工艺流程图如图2。
表3 油页岩的工业分析和元素分析
(表中M,FC,V,和A分别表示油页岩中水分、固定碳、挥发分和灰的含量，ar表示收到基，ad表示空气干燥基，wt表示质量分数)。
表4 干馏气的组成(mol％)
| CH4 | CO | H2 | CO2 | C2H4 | C2H6 | C3H6 | 低热值(MJ/m3) |
| 19.68 | 9.05 | 22.06 | 32.65 | 5.89 | 6.32 | 4.15 | 20.96 |
油页岩炼制的过程如图3所示，具体工艺过程为：
经破碎后的油页岩3经油页岩预热器73预热，预热油页岩19经干燥器74脱除外表水份22后，脱除表面水的干燥油页岩21进入干馏反应器75，进行干馏反应生成含页岩油、干馏气和半焦的页岩油气混合物4；页岩油气混合物4进入第一气固分离器76分离成页岩油-干馏气混合物24和含有无机矿物质和半焦的固体物流25；
页岩油-干馏气混合物24经第一油洗塔78洗涤分离得到重油分离油气混合物30及塔底重油27；塔底重油27分为循环重油28及第一页岩油29，循环重油28经第一冷却器77冷却后形成冷循环重油26回到第一油洗塔78；重油分离油气混合物30进入第二油洗塔80洗涤分离得到轻油分离油气混合物35及塔底轻油32；塔底轻油32分为循环轻油33及第二页岩油34，循环轻油33经第二冷却器79冷却后形成冷循环轻油31回到第二油洗塔80；轻油分离油气混合物35经空冷器81冷却后形成空冷油气混合物36，空冷油气混合物36进入气液分离器82分离得到干馏气7及第三页岩油37；
第一页岩油29、第二页岩油34和第三页岩油37经混合装置混合后得到页岩油6；
新鲜空气38进入换热器86进行预热得到预热空气39，预热空气39通入半焦燃烧器；固体物流25进入半焦燃烧器84与预热空气39混合燃烧，燃烧后的气渣混合物40进入第二气固分离器85得到热废气18和总灰渣41，热废气18进入油页岩预热器提供热量后作为排放废气20排出系统外；总灰渣41分为循环灰渣23和排放灰渣42，循环灰渣23直接通入到干馏反应器75，为油页岩干馏提供热量，排放灰渣42为换热器86提供热量，得到灰渣5排出系统。
所述干馏反应器中干馏反应的温度为460℃，压力为0.1MPa。
酸性气体脱除单元8的工艺过程如图4所示，具体工艺过程为：
馏气7由吸收塔89的塔底进入；吸收剂11经吸收液泵87加压后进入吸收液冷却器88进行冷却得到冷吸收剂44，冷吸收剂44由塔顶进入吸收塔89；由再生塔94出来的贫液55经贫液泵91提压，再经贫-富液换热器92和贫液冷却器93冷却后得到冷贫液45，冷贫液45由塔顶进入吸收塔89；干馏气7、冷吸收剂44和冷贫液45在吸收塔89内发生吸收反应，吸收反应后的净化气12从吸收塔89塔顶出去，进入烃类分离单元；吸收塔89塔底出来的富液46经富液泵90传送至贫-富液换热器92进行换热得到换热富液50，换热富液50从塔顶进入再生塔94，再生塔94塔底的再沸器97对再生塔富液56进行加热，完成吸收剂和CO2的分离；再生塔94塔底排出贫液55；再生塔94塔顶出口排出含吸收液和CO2的再生气53，再生气53经再生气凝汽器95冷凝和分离器96分离后得到纯度为99％以上的CO2产品13，分离器96分离得到的含吸收剂和水的吸收剂冷凝液51由塔顶进入再生塔94。
所述酸性气体脱除单元中吸收塔89内的温度为25℃，压力为120kPa；再生塔94内的温度为100℃，压力为110kPa。
烃类分离单元9的过程如图5所示，具体工艺为：
脱除CO2后的净化气12经压缩机98压缩，压缩后的加压净化气57进入脱甲烷塔99，C1组分14从塔顶出去，进入甲烷水蒸汽重整单元10；塔底的C2-C3混合组分15进入脱乙烷塔100进行反应，得到C2组分58和丙烯产品59；C2组分58由脱乙烷塔100塔顶排出，进入乙烯精馏塔101进行反应；乙烯精馏塔101塔顶得到乙烯产品60，塔底得到乙烷产品61。
甲烷水蒸汽重整单元10的过程如图6所示，具体工艺为：
C1组分14和水蒸汽16混合后加压进入第二换热器109，经换热后得到的加热C1组分和水蒸气混合气体62，进入甲烷水蒸汽重整反应器110，产生热合成气67，该反应过程所需要热量通过燃烧空气63和燃料气64的混合气提供；热合成气67经过第三换热器112被冷却得到冷却合成气69；冷却合成气69进入高温变换反应器113发生变换反应得到高温变换合成气102；高温变换合成气102进入第四换热器114，回收高温变换合成气102中的能量得到冷却高温变换气103；冷却高温变换气103进入低温变换反应器115，产生的低温变换合成气104进入第五换热器117；经第五换热器117冷却得到的冷却低温变换气105进入变压吸附装置118，得到产品氢气17；
另外，空气63和燃料气64混合后在甲烷水蒸汽重整反应器中燃烧，为反应提供能量，燃烧得到的烟道气70通入第二换热器109提供热量，换热得到冷却烟道气71排出系统；第一新鲜水65经第一给水泵111加压后形成第一加压水66进入第三换热器112作为冷却水进行换热，经换热后形成高压蒸汽68；第二新鲜水106经第二给水泵116加压后形成第二加压水107进入第五换热器117作为冷却水进行换热，经换热吸收热量后形成第一水蒸汽108；第一水蒸汽108通入第四换热器114进行换热吸收热量形成第二水蒸汽109，第二水蒸汽109通入高温变换反应器113提供热量。
现有的固体热载体油页岩炼制过程主要包括上述的油页岩干馏过程和干馏气发电过程，将不在此重复阐述。
相比现有的固体热载体油页岩炼制过程，本发明所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统的经济收入较大工新法油页岩炼制过程提高约11.93％，而总生产成本提高约9.87％。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其他的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。
Claims (8)
1.一种固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于，包括如下步骤：
经破碎后的油页岩通入油页岩干馏单元发生干馏反应得到页岩油气混合物和灰渣，灰渣排出系统，所得到的页岩油气混合物通入页岩油气分离单元分离得到页岩油和干馏气；所得干馏气进入酸性气体脱除单元，通过吸收剂进行吸收-解析反应后得到净化气和CO2；将所得净化气通入烃类分离单元进行分离得到C1组分和C2-C3混合组分，C1组分和水蒸汽混合后通入甲烷水蒸汽重整单元进行反应，得到产品气氢气；
所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统包括依次连接的油页岩干馏单元、页岩油气分离单元、酸性气体脱除单元、烃类分离单元和甲烷水蒸汽重整单元；
所述油页岩干馏单元包含油页岩预热器、干燥器及干馏反应器；所述页岩油气分离单元包含第一气固分离器、半焦燃烧器、第二气固分离器、第一换热器、第一冷却器、第一油洗塔、第二冷却器、第二油洗塔、空冷器和气液分离器；
所述油页岩预热器设有油页岩原料入口；油页岩预热器、干燥器和干馏反应器通过管道依次连接；干馏反应器设有脱除表面水的干燥油页岩入口，干馏反应器的油气混合物出口通过管道与第一气固分离器的油气混合物入口相连接；第一气固分离器的油气混合物出口通过管道与第一油洗塔的油气混合物流入口相连接；第一油洗塔的洗涤气出口通过管道与第二油洗塔的洗涤气入口相连接；第二油洗塔的洗涤气出口通过管道与空冷器的洗涤气入口相连接；空冷器的冷却洗涤气出口通过管道与气液分离器相连接；
第一油洗塔的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第一冷却器的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第一冷却器的洗涤油出口通过管道与第一油洗塔的洗涤油入口连接；第二油洗塔的油出口分为两个通道，一个通道通过管道与第二冷却器的洗涤油入口连接，另一通道为产品油出口；第二冷却器的洗涤油出口通过管道与第二油洗塔的洗涤油入口连接；
半焦燃烧器设有预热空气入口，半焦燃烧器的固体物料入口通过管道与第一气固分离器的固体物料出口相连接，半焦燃烧器的气固混合物出口通过管道与第二气固分离器的气固混合物入口相连接；第二气固分离器的废气出口通过管道与油页岩预热器的热废气入口连接；第二气固分离器的灰渣出口分为两个通道，一个通道通过管道与干馏反应器的热载体原料入口相连接，另一通道通过管道与第一换热器的空气预热原料入口连接。
2.根据权利要求1所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述油页岩干馏单元设有通入油页岩原料的入口，油页岩干馏单元的油气混合物出口通过管道与所述页岩油气分离单元的油气混合物原料入口相连接；所述页岩油气分离单元的干馏气出口通过管道与所述酸性气体脱除单元的干馏气原料入口相连接；
所述酸性气体脱除单元设有吸收剂原料入口，酸性气体脱除单元的净化气出口通过管道与所述烃类分离单元的净化气原料入口相连接；烃类分离单元的C1组分出口通过管道与所述甲烷水蒸汽重整单元的C1原料入口相连接；甲烷水蒸汽重整单元设有水蒸汽原料入口及氢气出口。
3.根据权利要求1所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述酸性气体脱除单元包括吸收液泵、吸收液冷却器、吸收塔、富液泵、贫液泵、贫-富液换热器、贫液冷却器、再生塔、再生气凝汽器、分离器和再沸器；
所述吸收液泵设有吸收剂原料入口，吸收液泵的吸收液出口通过管道与吸收液冷却器的吸收液入口相连接，吸收液冷却器的冷吸收液流出口通过管道与吸收塔的冷吸收液入口相连接；吸收塔设有干馏气入口，通过管道与所述页岩油气分离单元的干馏气出口连接；吸收塔的富液出口通过管道与富液泵的富液入口相连接，富液泵的加压富液流出口和贫液泵的加压贫液流出口通过管道分别与贫-富液换热器的原料入口相连接，贫-富液换热器的富液出口通过管道与再生塔的富液入口连接，贫-富液换热器的贫液出口通过管道与贫液冷却器的贫液入口连接；贫液冷却器的冷贫液出口通过管道与吸收塔的冷贫液入口连接；再生塔的再生气出口通过管道与再生气凝汽器的再生气进口相连接，再生气凝汽器的冷再生气通过管道与分离器的物流入口相连接，分离器的冷凝液出口通过管道与再生塔的冷凝液入口相连接；再生塔的塔底物流出口通过管道与再沸器的物流入口连接，再沸器的蒸汽出口通过管道与再生塔的蒸汽入口相连接。
4.根据权利要求1所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述烃类分离单元包括压缩机、脱甲烷塔、脱乙烷塔和乙烯精馏塔；
所述压缩机设有净化气入口，通过管道与酸性气体脱除单元的净化气出口连接；所述压缩机的净化气出口通过管道与脱甲烷塔的净化气入口相连接；脱甲烷塔的C1组分出口通过管道与甲烷水蒸汽重整单元相连接；脱甲烷塔脱除C1组分后的C2-C3物流出口通过管道与脱乙烷塔的C2-C3物流入口相连接；脱乙烷塔脱除丙烯后的C2组分物流出口通过管道与乙烯精馏塔的C2物流入口相连接。
5.根据权利要求1所述固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述甲烷水蒸汽重整单元包括第二换热器、甲烷水蒸汽重整反应器、第一给水泵、第三换热器、高温变换反应器、第四换热器、低温变换反应器、第二给水泵、第五换热器以及变压吸附装置；
所述第二换热器设有C1和水蒸气混合物流的入口，第二换热器的混合物流出口通过管道与甲烷水蒸汽重整反应器的混合物流入口连接，甲烷水蒸汽重整反应器的合成气出口通过管道与第三换热器的热物流入口连接，第三换热器的热物流出口通过管道与高温变换反应器的合成气入口相连接，高温变换反应器的物流出口通过管道与第四换热器的热物流入口连接，第四换热器的热物流出口通过管道与低温变换反应器的合成气入口相连接，低温变换反应器的物流出口通过管道与第五换热器的热物流入口连接，第五换热器的热物流出口通过管道与变压吸附装置物流入口相连接；另外，甲烷水蒸汽重整反应器设有燃料和空气混合物流入口和烟道气出口，其中烟道气出口通过管道与第二换热器的热物流入口连接，第二换热器设有冷物流出口；第一给水泵设有新鲜原料水入口，第一给水泵的物流出口通过管道与第三换热器冷物流入口连接，第三换热器设有冷物流出口；第二给水泵设有新鲜原料水入口，第二给水泵的物流出口通过管道与第五换热器冷物流入口连接，第五换热器冷物流出口通过管道与第四换热器的冷物流出口连接，第四换热器的冷物流出口通过管道与高温变换反应器的蒸汽入口连接。
6.根据权利要求1所述的固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述破碎后的油页岩粒径不大于10mm；所述吸收剂为乙醇胺。
7.根据权利要求1所述的固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述油页岩干馏单元中干馏反应的温度为460～560℃，压力为0.1MPa；所述酸性气体脱除单元中进行吸收反应的温度为25～50℃，压力为110～120kPa；所述酸性气体脱除单元中进行解析反应的温度为100～130℃，压力为101～110kPa；所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应反应的温度为700～900℃，压力为1.6～2.0MPa，水碳比为3～4。
8.根据权利要求7所述的固体热载体油页岩炼制集成干馏气制氢系统制备氢气的工艺，其特征在于：所述油页岩干馏单元中干馏反应的温度为510℃；所述酸性气体脱除单元中进行吸收反应的温度为40℃，压力为120kPa；所述酸性气体脱除单元中进行解析反应的温度为120℃，压力为103kPa；所述甲烷水蒸汽重整单元中进行甲烷水蒸汽重整反应的温度为700℃，压力为2.0MPa，水碳比为3.5。
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