CN109704279A - 一种烃类转化制取合成气的方法及系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及石油化工领域烃类制气技术，具体为蒸汽喷射器引流循环气烃类转化制取合成气的方法及系统，将原料气与蒸汽喷射器引流返回的循环气混合得到转化入口气，预热后进入转化反应器，通入氧气进行烃类转化反应，从转化反应器出来的转化出口气经热量回收后，部分气体利用蒸汽喷射器引流返回与烃类气体混合，部分经过热量逐级利用后经汽水分离后得到合成气。本发明不采用烃类蒸汽转化反应器，节省了蒸汽转化反应所需的加热燃料；取消烃类蒸汽转化反应器，节省了投资；利用后续工序返回的二氧化碳循环作为原料气一部分，减少了二氧化碳排放，同时可精确控制合成气中的氢碳比；利用转化出口气部分循环降低蒸汽消耗，实现反应温度控制。

Description

一种烃类转化制取合成气的方法及系统

技术领域

本发明涉及涉及合成气制备领域，具体涉及一种烃类转化制取合成气的方法及系统。

背景技术

合成气指氢气、一氧化碳混合气体，合成气中氢碳比(H₂/CO摩尔比)是衡量合成气品质指标之一，氢碳比通常比值在2.0～3.0范围，传统的烃类制取合成气方法有烃类蒸汽转化和烃类蒸汽串纯氧转化两种工艺。

烃类蒸汽转化工艺：烃类在装有转化催化剂的反应管里与蒸汽进行转化反应，由于烃类蒸汽转化反应是吸热反应，需要外加热才能保证烃类的转化率，由于受传热和材质影响，烃类蒸汽转化反应一般不会超过850度，同时为了防止烃类高温结碳，影响催化剂使用寿命，必须保证一定的水碳比(水与烃类所含碳的比例)，为此需要加入大量水蒸气，由于加入蒸汽量大，受转化反应的平衡影响，烃类蒸汽转化工艺获得的合成气中二氧化碳和甲烷含量高，氢碳比比值在5左右，采用烃类蒸汽转化工艺获得的合成气的氢碳比与通常要求的碳比相差较大，合成气品质差，同时转化采用间接加热提供热量，需要燃烧一部分烃类，增加原料消耗，而且转化炉投资高，由烃类蒸汽转化工艺获得的单位数量合成气的投资和费用高。

烃类蒸汽串纯氧转化工艺：先由一部分烃类在装有转化催化剂的反应管里与蒸汽进行转化反应，然后再与剩余部分烃类混合后进入装有转化催化剂的纯氧转化炉内在氧气燃烧提供热量下与蒸汽进行转化反应。由于纯氧转化反应器出口温度比烃类蒸汽转化反应器出口温度高，加之纯氧转化炉进口的水碳比比烃类蒸汽转化反应器进口的水碳比低，烃类蒸汽串纯氧转化工艺获得的合成气中二氧化碳和甲烷含量均比单纯的烃类蒸汽转化工艺低，氢碳比比值在3.0左右，故采用烃类蒸汽转化串纯氧转化工艺制取的合成气基本满足要求，由于烃类蒸汽串纯氧转化工艺还有一部分烃类采用蒸汽转化，故烃类蒸汽串纯氧转化工艺获得的单位数量合成气的投资和费用还是较高。

现有技术中也可采用烃类纯氧转化工艺：即烃类在纯氧转化炉内与氧气燃烧提供热量，在纯氧转化炉内通过转化催化剂床层与蒸汽进行转化反应。由于纯氧转化是烃类先燃烧再转化反应，所以一般进入纯氧转化炉的烃类不超过45％，比如焦炉煤气中甲烷含量为20～28％可直接进行纯氧转化，但对于天然气、炼厂干气等原料，由于烃类含量高，需要先经过烃类蒸汽转化工艺将烃类降至45％以下后再进入纯氧转化炉进行转化，即需要二次转化工艺，即相当于烃类蒸汽串纯氧转化工艺。

因此，有必要开发一种改进的烃类纯氧转化工艺，解决转化反应器入口烃类含量不能超过45％的问题，并且能够实现合成气氢碳比的调节为后续合成系统提供准确氢碳比的合成气，降低原料气消耗以及降低投资和运行费用。

发明内容

本发明的目的是：针对上述问题，提出一种烃类转化制取合成气的方法及系统，采用部分转化出口气循环的方式解决了转化反应器入口烃类含量不能超过45％的问题，采用蒸汽喷射引流实现转化出口气无动力循环，采用返回后续工序脱出的二氧化碳的方式实现合成气氢碳比的调节为后续合成系统提供准确氢碳比的合成气，大大降低原料气消耗，降低投资和运行费用。

本发明采用的技术方案如下：

一种烃类转化制取合成气的方法，包括以下步骤：

(1)将原料气预热后与蒸汽喷射器引流返回的循环气体混合得到转化入口气，转化入口气经预热后进入转化反应器；

(2)在转化反应器中通入含氧气体与转化入口气进行烃类转化反应；

(3)从转化反应器出来的转化出口气经热量回收后，部分转化出口气利用蒸汽喷射器引流返回至步骤1作为循环气体，另一部分转化出口气经过热量逐级利用，最后经汽水分离后合得合成气。

进一步地，步骤1中，原料气为烃类气体或烃类气体与后续工序返回的二氧化碳的混合气，所述的烃类气体为常温下是气态的烃类或加热后呈气态的液态烃类或如石脑油等加热后为气态的混合烃类气体。后续工序返回的二氧化碳气体流量根据后续工序对合成气中氢碳比的要求进行控制，氢碳比可根据后续工序需要在1.5～3之间进行调整。

进一步地，所述的转化反应器可以为非催化反应器，也可以为催化反应器。

所述转化出口气先经过蒸汽发生器换热，后作为预热热源与转化入口气换热，换热后转化出口气分成两部分，部分转化出口气利用蒸汽喷射器引流返回至步骤1作为循环气体，另一部分转化出口气与烃类或烃类与二氧化碳的混合气换热后再进入后端热量回收系统。

进一步地，利用蒸汽喷射器引流的循环气流量通过转化反应器出口的温度进行控制。

进一步地，蒸汽喷射器引流所用蒸汽的流量，由返回的循环气流量以及转化反应器入口水碳比控制，转化反应器入口水碳比要求1.5～5.5。

进一步地，所述步骤2中的含氧气体包括纯氧、富氧或空气；通入含氧气体的种类根据后续工序对合成气中氢碳比以及氮含量的要求进行选择。

进一步地，一种烃类转化制取合成气的方法，具体如下：

(1)烃类气体或烃类气体与后续工序返回的二氧化碳气体混合后预热到300℃～550℃，再与蒸汽喷射器引流返回的循环气混合得到转化入口气，转化入口气预热到480℃～680℃进入转化反应器；

(2)在转化反应器中通入含氧气体与转化入口气进行烃类转化反应；通过控制循环气流量，将转化反应器出口温度保持在850～1350℃，通过控制蒸汽喷射器蒸汽流量，维持蒸汽喷射器动力以及控制转化反应器进口水碳比，保持水碳比在1.5～5.5；

(3)从转化反应器出来的转化出口气进入蒸汽发生器换热，温度降到约700℃，然后与转化入口气换热，温度降到约600℃后，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器引流返回转化反应器，另一部分进入烃类预热器进行换热，换热后转化出口气经过热量回收系统和水冷器冷却，经水汽分离后得到合成气去后续工艺。

本发明还包括实施上述烃类转化制取合成气的方法的系统，所述系统包括烃类预热器、脱硫槽、换热器、转化反应器、蒸汽发生器、蒸汽喷射器、热量回收系统与水冷器；所述烃类预热器与脱硫槽连接，所述脱硫槽与换热器的冷源入口连接，所述换热器冷源出口与转化反应器的入口连接，所述转化反应器出口与蒸汽发生器热源入口连接，所述蒸汽发生器的热源出口与换热器的热源入口连接，换热器的热源出口分为两路，一路通过蒸汽喷射器连接到脱硫槽与换热器的管路中，另一路进入烃类预热器与原料气进行换热后，再依次连接热量回收系统与水冷器。

进一步地，所述烃类预热器的热源出口与热量回收系统之间设置有变换反应系统。当合成气为制取合成氨时，换热后转化出口气进入变换系统，变换后气体经过热量回收系统和水冷器冷却，经水汽分离后得到合成气去后续工艺。

与现有技术相比，本发明的有益效果为：

1、利用蒸汽的压力能，将转化反应器出口富含水的转化出口气部分引流返回，节省返回气的压缩功耗及压缩投资，同时减少外供蒸汽消耗；

2、可利用后续工序返回的二氧化碳气体量来调整合成气氢碳比，减少了后续工序的二氧化碳排放；

3、可准确调整转化出口气氢碳比，使获得的合成气氢碳比符合后续工序要求的合成气氢碳比；

4、由于烃类蒸汽转化反应器投资比转化反应器投资大，取消烃类蒸汽转化反应器将节省投资；

5、取消了烃类蒸汽转化反应器，节省了蒸汽转化反应所需的加热燃料量，减少二氧化碳排放。

附图说明

图1是本发明的实施例1的烃类转化制取合成气技术流程示意图；

图2是本发明的实施例2和实施例3的烃类转化制取合成气技术流程示意图；

图3是本发明的实施例4的烃类转化制取合成气技术流程示意图；

图中，V1为脱硫槽，R1为转化反应器，R2为变换反应系统，E1为换热器，E2为蒸汽发生器，E3为烃类预热器，E4为热量回收系统，E5为水冷器，X1为蒸汽喷射器。

具体实施方式

本说明书中公开的任一特征，除非特别叙述，均可被其他等效或具有类似目的的替代特征加以替换。即，除非特别叙述，每个特征只是一系列等效或类似特征中的一个例子而已。

实施例1：

本实施例的烃类转化制取合成气流程如下：

流程如图1所示。本实施例烃类为天然气，从天然气管网来的天然气，流量为3000Nm³/h，温度为常温，压力1.2MPa(G)，先经过烃类预热器E3与转化出口气换热，被加热到350℃后进入脱硫槽V1将天然气所含的硫脱出。脱硫后的天然气与利用蒸汽喷射器X1引流的循环气混合得到转化入口气，转化入口气经换热器E1加热到580℃进入到转化反应器R1，在转化反应器R1中转化入口气与氧气进行反应，从转化反应器R1出来的转化出口气，温度980℃，进入到蒸汽发生器E2换热，温度降到700℃，然后进入换热器气E1，温度降到600℃后分成两部分，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器X1引流返回与烃类气体混合，一部分转化出口气经过烃类预热器E3与天然气换热，换热后转化出口气经过热量回收系统E4和水冷器E5冷却，经水汽分离后合成气去后续工序。与现有转化制气技术相比，该技术不受天然气中甲烷含量的限制，可以将合成气中氢碳比精确控制在2.0，且年减少二氧化碳排放2.9万吨，年减少蒸汽耗量0.41万吨。

实施例2：

本实施例的烃类转化制取合成气流程如下：

流程如图2所示。本实施例烃类为天然气，从天然气管网来的天然气，流量为3000Nm³/h，温度为常温，压力1.2MPa(G)，先经过烃类预热器E3与转化出口气换热，被加热到350℃后进入脱硫槽V1将天然气所含的硫脱出。脱硫后的天然气与利用蒸汽喷射器X1引流的循环气混合得到转化入口气，转化入口气经换热器E1加热到580℃进入到转化反应器R1，在转化反应器R1中转化入口气与纯氧进行反应，从转化反应器R1出来的转化出口气，温度980℃，进入到蒸汽发生器E2换热，温度降到700℃，然后进入换热器气E1，温度降到600℃后分成两部分，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器X1引流返回与烃类气体混合，一部分转化出口气经过烃类预热器E3与天然气换热，换热后转化出口气进入变换系统R2，出变换系统R2变换气经过热量回收系统E4和水冷器E5冷却，经水汽分离后合成气去后续工序。该技术可以用于天然气制氢气的装置，与现有天然气转化制氢气技术相比，生产同等氢气产量情况下节省天然气10％。

实施例3：

本实施例的烃类转化制取合成气流程如下：

流程如图2所示。本实施例烃类为焦化干气，从炼厂来的焦化干气，流量为19000Nm³/h，温度为常温，压力1.2MPa(G)，先经过烃类预热器E3与转化出口气换热，被加热到350℃后进入脱硫槽V1将焦化干气所含的硫脱出。脱硫后的焦化干气与利用蒸汽喷射器X1引流的循环气混合得到转化入口气，转化入口气经换热器E1加热到～580℃进入到转化反应器R1，在转化反应器R1中转化入口气与氧气进行反应，从转化反应器R1出来的转化出口气，温度980℃，进入到蒸汽发生器E2换热，温度降到700℃，然后进入换热器气E1，温度降到600℃后分成两部分，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器X1引流返回与烃类气体混合，一部分转化出口气经过烃类预热器E3与焦化干气换热，换热后转化出口气进入变换系统R2，出变换系统R2变换气经过热量回收系统E4和水冷器E5冷却，经水汽分离后合成气去后续工序。该技术可以用于炼厂焦化干气、裂解气、石脑油等制氢气装置，与现有烃类转化制氢技术相比，转化单元每年减少蒸汽耗量2.47万吨。

实施例4：

本实施例的烃类转化制取合成气流程如下：

流程如图3所示。本实施例烃类为天然气，从天然气管网来的天然气，流量为50000Nm³/h，温度为常温，压力2.5MPa(G)，与后续工序返回的二氧化碳混合后，先经过烃类预热器E3与转化出口气换热，被加热到350℃后进入脱硫槽V1将天然气所含的硫脱出。脱硫后的天然气与利用蒸汽喷射器X1引流的循环气混合得到转化入口气，转化入口气经换热器E1加热到580℃进入到转化反应器R1，在转化反应器R1中转化入口气与氧气进行反应，从转化反应器R1出来的转化出口气，温度980℃，进入到蒸汽发生器E2换热，温度降到700℃，然后进入换热器气E1，温度降到600℃后分成两部分，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器X1引流返回与烃类气体混合，一部分转化出口气经过烃类预热器E3与天然气换热，换热后转化出口气经过热量回收系统E4和水冷器E5冷却，经水汽分离后合成气去后续工序。与现有纯氧转化制气技术相比，该技术可以将合成气中氢碳比精确控制在2.0，且年减少二氧化碳排放41.8万吨，年减少蒸汽耗量11.8万吨。

本发明并不局限于前述的具体实施方式。本发明扩展到任何在本说明书中披露的新特征或任何新的组合，以及披露的任一新的方法或过程的步骤或任何新的组合。

Claims (10)

1.一种烃类转化制取合成气的方法，其特征在于包括以下步骤：

(1)将原料气预热后与蒸汽喷射器引流返回的循环气体混合得到转化入口气，转化入口气经预热后进入转化反应器；

(2)在转化反应器中通入含氧气体与转化入口气进行烃类转化反应；

(3)从转化反应器出来的转化出口气经热量回收后，部分转化出口气利用蒸汽喷射器引流返回至步骤1作为循环气体，另一部分转化出口气经过热量逐级利用，最后经汽水分离后合得合成气。

2.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：所述步骤1中，原料气为烃类气体或烃类气体与后续工序返回的二氧化碳的混合气，所述的烃类气体为常温下是气态的烃类或加热后呈气态的液态烃类或加热后为气态的混合烃类气体。

3.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：所述转化出口气先经过蒸汽发生器换热产生蒸汽，后作为预热热源与转化入口气换热，换热后转化出口气分成两部分，部分转化出口气利用蒸汽喷射器引流返回至步骤1作为循环气体，另一部分转化出口气与原料气换热后再进入后端热量回收系统。

4.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：利用蒸汽喷射器引流的循环气流量根据合成气组成要求进行控制。

5.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：蒸汽喷射器引流所用蒸汽的流量，由返回的循环气流量以及转化反应器入口水碳比控制，转化反应器入口水碳比要求1.5～5.5。

6.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：后续工序返回的二氧化碳气体流量根据后续工序对合成气中氢碳比的要求进行控制。

7.根据权利要求1所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于：所述步骤2中的含氧气体包括纯氧、富氧或空气；通入含氧气体的种类根据后续工序对合成气中氢碳比以及氮含量的要求进行选择。

8.根据权利要求1-7任一项所述的烃类转化制取合成气的方法，其特征在于包括以下步骤：

(1)烃类气体或烃类气体与后续工序返回的二氧化碳气体混合后预热到300℃～550℃，再与蒸汽喷射器引流返回的循环气混合得到转化入口气，转化入口气预热到480℃～680℃进入转化反应器；

(2)在转化反应器中通入含氧气体与转化入口气进行烃类转化反应；通过控制通入的含氧气体流量，将转化反应器出口温度保持在850～1350℃，通过控制蒸汽喷射器蒸汽流量，维持蒸汽喷射器动力以及控制转化反应器进口水碳比，保持水碳比在1.5～5.5；

(3)从转化反应器出来的转化出口气进入蒸汽发生器换热产生蒸汽，温度降到约700℃，然后与转化入口气换热，温度降到600℃后，一部分转化出口气作为循环气利用蒸汽喷射器引流返回转化反应器，另一部分进入烃类预热器进行换热，换热后转化出口气经过热量回收系统和水冷器冷却，经水汽分离后得到合成气去后续工艺。

9.一种实施权利要求1-8任一项的烃类转化制取合成气的方法的系统，其特征在于：所述系统包括烃类预热器、脱硫槽、换热器、转化反应器、蒸汽发生器、蒸汽喷射器、热量回收系统与水冷器；所述烃类预热器与脱硫槽连接，所述脱硫槽与换热器的冷源入口连接，所述换热器冷源出口与转化反应器的入口连接，所述转化反应器出口与蒸汽发生器热源入口连接，所述蒸汽发生器的热源出口与换热器的热源入口连接，换热器的热源出口分为两路，一路通过蒸汽喷射器连接到脱硫槽与换热器的管路中，另一路进入烃类预热器与原料气进行换热后，再依次连接热量回收系统与水冷器。

10.根据权利要求9所述的系统，其特征在于：所述烃类预热器的热源出口与热量回收系统之间设置有变换反应系统。