EA016314B1 - Способ и конфигурация оборудования для получения диоксида углерода и водорода из синтез-газа - Google Patents

Способ и конфигурация оборудования для получения диоксида углерода и водорода из синтез-газа Download PDF

Info

Publication number
EA016314B1
EA016314B1 EA200970784A EA200970784A EA016314B1 EA 016314 B1 EA016314 B1 EA 016314B1 EA 200970784 A EA200970784 A EA 200970784A EA 200970784 A EA200970784 A EA 200970784A EA 016314 B1 EA016314 B1 EA 016314B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
absorber
solvent
synthesis gas
primary
stream
Prior art date
Application number
EA200970784A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200970784A1 (ru
Inventor
Джон Мэк
Ричард Нилсен
Original Assignee
Флуор Текнолоджиз Корпорейшн
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Флуор Текнолоджиз Корпорейшн filed Critical Флуор Текнолоджиз Корпорейшн
Publication of EA200970784A1 publication Critical patent/EA200970784A1/ru
Publication of EA016314B1 publication Critical patent/EA016314B1/ru

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1456—Removing acid components
    • B01D53/1462—Removing mixtures of hydrogen sulfide and carbon dioxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1406—Multiple stage absorption
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1456—Removing acid components
    • B01D53/1475—Removing carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/02—Preparation of sulfur; Purification
    • C01B17/04—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/02—Preparation of sulfur; Purification
    • C01B17/04—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides
    • C01B17/0404—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides by processes comprising a dry catalytic conversion of hydrogen sulfide-containing gases, e.g. the Claus process
    • C01B17/0456—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides by processes comprising a dry catalytic conversion of hydrogen sulfide-containing gases, e.g. the Claus process the hydrogen sulfide-containing gas being a Claus process tail gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/16—Hydrogen sulfides
    • C01B17/164—Preparation by reduction of oxidic sulfur compounds
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/50—Separation of hydrogen or hydrogen containing gases from gaseous mixtures, e.g. purification
    • C01B3/52—Separation of hydrogen or hydrogen containing gases from gaseous mixtures, e.g. purification by contacting with liquids; Regeneration of used liquids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B32/00—Carbon; Compounds thereof
    • C01B32/50—Carbon dioxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/16—Hydrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/30—Sulfur compounds
    • B01D2257/304—Hydrogen sulfide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/50—Carbon oxides
    • B01D2257/504—Carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0415—Purification by absorption in liquids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/0475—Composition of the impurity the impurity being carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/0485—Composition of the impurity the impurity being a sulfur compound
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/80—Aspect of integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas not covered by groups C01B2203/02 - C01B2203/1695
    • C01B2203/86—Carbon dioxide sequestration
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/151—Reduction of greenhouse gas [GHG] emissions, e.g. CO2
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Gas Separation By Absorption (AREA)
  • Industrial Gases (AREA)

Abstract

Обрабатывающий синтез-газ завод выполнен с возможностью удаления серусодержащих соединений и диоксида углерода из сдвинутого или несдвинутого синтез-газа; конфигурация оборудования включает в себя секцию декарбонизации и секцию обессеривания. Наиболее предпочтительно, если растворитель в секции декарбонизации регенерируется и охлаждается путем десорбирования разрежением, в то время как в секции обессеривания растворитель регенерируется отпариванием с применением внешнего тепла, и еще более предпочтительно, чтобы карбонилсульфид удалялся в секции обессеривания путем гидролиза, и полученный таким образом сульфид водорода удалялся в абсорбере, расположенном ниже по ходу потока.

Description

Заявка на данный патент заявляет приоритет нашей одновременно поданной предварительной заявки США с серийным номером 60/891133, которая была опубликована 22 февраля 2007 г.
Область техники
Изобретение относится к производству водорода и диоксида углерода из потока синтез-газа и особенно к конфигурациям оборудования и к способам, в которых, для уменьшения углеродных и серных выбросов, применяли поглотитель серы и растворитель.
Уровень техники
Газификацию угля, мазута и других нефтяных остатков часто объединяют с электростанциями объединенного цикла (комбинированный цикл с внутренней газификацией, ЮСС) для производства дополнительного электричества. Синтез-газ из процесса газификации включает в себя в основном Н2, СО2, СО, Н28 и СО8 и, следовательно, часто проходит обработку для удаления серы; синтез-газ используется в качестве топливного газа на электростанциях. В то время как такие ЮСС-станции достаточно эффективны для повышения качества низкосортных углеродсодержащих продуктов в производстве электричества, часто создаются значительные углеродные и серные выбросы, особенно из выхлопной трубы газовых турбин сжигания (например, оксиды серы, СО2 и т.д.).
Многочисленные подходы были использованы для уменьшения выбросов СО2, и представленный в качестве примера типичный способ описан в патенте США № 5832712 от Копшпд с1 а1., в котором выхлоп газовой турбины обрабатывали для удаления СО2 с применением растворителя. Однако все или почти все из этих способов имеют тенденцию к высокой стоимости и энергетически неэффективны из-за функционирования при атмосферном давлении и относительно низком парциальном давлении СО2 в выхлопе газовой турбины. Альтернативно, одна или несколько мембран могут быть применены для физического отделения Н2 и СО2 из исходящего потока синтез-газа газовой турбины. Мембранные системы часто весьма легко адаптируются к объемам газа и свойствам конечного газа. Однако, если требуется полное удаление диоксида углерода СО2, мембранные системы обычно требуют множества стадий и рекомпрессий между стадиями, что часто приводит к высокой стоимости.
В другом подходе применяется химический растворитель, который реагирует с кислым газом с образованием комплекса с кислым газом (обычно нековалентного). В способах, включающих в себя химическую реакцию между кислым газом и растворителем, синтез-газ обычно промывается щелочным раствором соли слабой неорганической кислоты, как, например, это описано в патенте США № 3563695, или щелочными растворами органических кислот, или оснований, как, например, описано в патенте США № 2177068. Однако химические растворители обычно требуют экстенсивного нагревания и охлаждения регенерированного растворителя, часто дополнительно требуют значительной рециркуляции растворителя; затраты увеличиваются пропорционально концентрации кислого газа в синтез-газе. Следовательно, такие способы являются приемлемыми для обработки несдвинутого синтез-газа с низким содержанием кислых газов, но являются проблематичными при обработке сдвинутого синтез-газа, который содержит большое количество СО2 (например, более чем 30 об.%).
В следующем подходе для удаления кислых газов применяются физические растворители. Физические растворители особенно благоприятны, если синтез-газ имеет относительно высокое парциальное давление СО2 (например, сдвинутый синтез-газ), так как абсорбция кислого газа увеличивается пропорционально парциальному давлению СО2. Физическая абсорбция кислых газов дополнительно зависит от физических свойств выбранного растворителя, состава питающего газа, давления и температуры. Например, в качестве низкокипящего органического физического растворителя может быть применен метанол, как описано на примере в патенте США № 2863527. Однако такой растворитель требует низкотемпературного замораживания для охлаждения растворителя, что потребляет много энергии.
Альтернативные физические растворители, которые могут функционировать при температурах внешней среды или несколько ниже температуры внешней среды, включают в себя пропиленкарбонаты, как описано в патенте США № 2926751, и растворители, использующие Ν-метилпирролидон или эфиры гликоля, как описано в патенте США № 3505784. В то время как такие растворители могут благоприятно уменьшать требования к охлаждению, большинство процессов на основе пропиленкарбоната являются очень эффективными, особенно при удалении СО2 из газообразного питания высокого давления. В следующих известных способах физические растворители могут также включать в себя эфиры полигликолей, конкретно диметокситетраэтиленгликоль, как описано в патенте США № 2649166, или Νзамещенный морфолин, как описано в патенте США № 3773896. В то время как применение физических растворителей может значительно уменьшать энергетические требования, по-прежнему имеют место различные трудности. Помимо прочего, удаление СО2 и Н28 часто неэффективное и неполное, и не в состоянии удовлетворить сегодняшние строгие требования к выбросам. Кроме того, если кислый газ представляет собой Н28, соабсорбция СО2 является очень высокой, что создает проблемы для расположенных ниже по потоку серных аппаратов.
Типичная известная конфигурация оборудования при обработке газа, которая использует физический растворитель для удаления Н28, представлена на фиг. 1 предшествующего уровня техники, на которой несдвинутый синтез-газ 1 обрабатывается с применением потока селективного к Н28 растворителя 9 в абсорбере 50. Обогащенный растворитель из абсорбера, поток 4, проходит понижение давления в вен
- 1 016314 тиле 54, образуя поток 10, который затем десорбируется в сепараторе 55. Возвращается почти весь Н2 и по меньшей мере часть СО2 в обогащенном растворителе через возвращение в цикл десорбированного газа в абсорбер, с применением компрессора 56, потоками 22 и 2. Далее давление десорбированного жидкого потока 12 понижается в вентиле 57 с образованием потока 13, который нагревают в теплообменнике 58 с образованием потока 14. Обогащенный растворитель регенерируют в регенераторе 59, что дает поток кислого газа 15 и регенерированный растворитель 16. Ребойлер 61 и охладитель 60 используются для обеспечения условий нагревания и охлаждения при регенерировании. Регенерированный растворитель далее перекачивали насосом 62, охлаждали в теплообменниках 58 и 66 в виде соответственно потоков 17 и 18, что дало охлажденный поток регенерированного растворителя 9 в абсорбер. Обработанный поток синтез-газа 6 затем подводится в качестве топливного газа на ЮСС-электростанцию 53 потока 5, и необязательно в качестве газообразного питания 7 в блок очистки водорода Н2 52, который может дополнительно включать в себя мембранные сепараторы и абсорбирующий слой при переменном давлении.
Необходимо учитывать, что в таких конфигурациях оборудования обработка физическим растворителем ограничена физическим равновесием кислых газов в растворителе. В то время как физический растворитель может быть успешно регенерирован уменьшением давления до некоторой степени без применения тепла, физические растворители требуют дорогостоящего низкотемпературного замораживания (например, -40°Р и меньше) для удаления Н28 и СО8 до низких уровней (например, ниже 4 миллионных долей по объему (ррщу)). Почти во всех процессах с участием растворителя совместно абсорбируются значительные количества СО2 в СО2-обогащенной среде (например, сдвинутый синтез-газ) и, следовательно, уменьшается их емкость по сере; требуются более значительная циркуляции растворителя и нагрузки на регенерирование, одновременно создаются нежелательные выбросы СО2. Неудачно, но такие конфигурации оборудования также создают кислый газ, обогащенный по СО2, что является проблематичным для расположенного далее серного аппарата.
Таким образом, хотя в технике известны многочисленные конфигурации оборудования и способы удаления Н28 и СО2 из синтез-газа, все или почти все из них имеют различные недостатки. Таким образом, по-прежнему существует необходимость в разработке способов и конфигураций оборудования для улучшенного удаления Н28 и СО2, особенно в случае синтез-газа с высоким содержанием СО2.
Сущность изобретения
Настоящее изобретение относится к конфигурациям оборудования и способам обработки синтезгаза для удаления кислых газов, особенно к удалению сульфида водорода и диоксида углерода. Таким образом, обработанный синтез-газ может быть затем применен различными способами (например, для сжигания на ЮСС-электростанции) и диоксид углерода может быть отделен или переведен в жидкое состояние для хранения и/или транспортировки. Наиболее предпочтительно рассматриваемые способы и заводы имеют секцию обессеривания и секцию декарбонизации, в которых отдельные абсорберы абсорбируют компоненты кислого газа. Затем растворители регенерируются в соответствующих секциях путем десорбирования разрежением и отпаривания, что обеспечивает значительное энергосбережение.
В одном варианте осуществления изобретения завод включает в себя сегмент газификации, который поставляет синтез-газ в секцию обессеривания, которая включает в себя поток из первичного абсорбера, входящий в блок гидролиза СО8, который предшествует вторичному абсорберу. Первичные и вторичные абсорберы последовательно абсорбируют Н28 из синтез-газа в первый растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа. Затем секция декарбонизации получает обессеренный синтез-газ и использует абсорбер, в котором из обессеренного синтез-газа удаляется СО2 действием второго растворителя, для получения, таким образом, потока продукта Н2. Типично, первый растворитель регенерируется в секции обессеривания отпариванием и второй растворитель регенерируется в секции декарбонизации путем десорбирования разрежением.
В особенно предпочтительных вариантах осуществления продукт со дна вторичного абсорбера подводится в виде полурегенерированного растворителя на среднее положение первичного абсорбера, для дальнейшего уменьшения остаточного количества Н28 предпочтительно включать сегмент поглотитель Н28 после секции обессеривания и ранее секции декарбонизации. Наиболее типично, второй растворитель десорбируется в секции декарбонизации до степени, достаточной для обеспечения большей части или даже всех требований к охлаждению для второго растворителя (перед введением в абсорбер СО2). В особенно предпочтительных вариантах осуществления десорбирование разрежением второго растворителя включает в себя применение гидравлической турбины, которая извлекает мощность из снижения давления для функционирования, таким образом, насоса растворителя, одновременно охлаждая растворитель до более низкой температуры. Без ограничения объема изобретения обычно предпочтительно, чтобы секция декарбонизации включала в себя компрессор для сжатия десорбированного СО2 до давления, пригодного для ожижения и/или выделения.
Если синтез-газ представляет собой сдвинутый синтез-газ, в целом предпочтительно, чтобы первый и второй растворитель являлись теми же и чтобы они циркулировали между секцией обессеривания и секцией декарбонизации. В таких конфигурациях оборудования абсорбер СО2 предпочтительно связан с первичным и/или вторичным абсорбером с тем, чтобы сделать возможным подвод части СО2
- 2 016314 обогащенного второго растворителя из абсорбера СО2 на первичный и/или вторичный абсорбер. Кроме того, и, если желательно, секция обессеривания будет включать в себя первую и вторую отпарные колонны. В таких конфигурациях оборудования типично допускается, что первая отпарная колонна допускает удаление Н2 из Н28-обогащенного первого растворителя и что вторая отпарная колонна допускает подвод регенерированного первого растворителя из второй отпарной колонны в абсорбер СО2 в качестве регенерированного растворителя. В следующих предпочтительных вариантах осуществления серный аппарат может быть связан по текучей среде со второй отпарной колонной для получения Н28обогащенного верхнего погона со второй отпарной колонной. Кроме того, описываемые заводы будут предпочтительно включать в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, связанную с первичным абсорбером, который типично выполнен так, чтобы допускать отделение СО2 и/или Н2 из обогащенного растворителя из первичного абсорбера.
Если синтез-газ представляет собой несдвинутый синтез-газ, обычно предпочтительно, чтобы описываемые заводы дополнительно включали в себя реактор сдвига, присоединенный по текучей среде между первичным и вторичным абсорбером для сдвига частично или полностью обессеренного синтезгаза, полученного из первичного абсорбера. В таких конфигурациях оборудования на заводе обычно предпочтительно, чтобы первый растворитель представлял собой химический растворитель и чтобы второй растворитель представлял собой физический растворитель. Наиболее типично такие заводы будут включать в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, связанные с первичным абсорбером с тем, чтобы сделать возможным отделение СО2 и/или Н2 от обогащенного растворителя первичного абсорбера, которые могут быть успешно рекомпрессированы и возвращены обратно в цикл в первичном абсорбере (или иметь другое место назначения, включая камеру сгорания). Если желательно, описываемые конфигурации оборудования могут дополнительно включать в себя абсорбер остаточного газа, серный аппарат и блок остаточного газа, связанный с секцией обессеривания для питания остаточным газом из блока остаточного газа в абсорбер остаточного газа. В таких конфигурациях оборудования абсорбер остаточного газа предпочтительно получает регенерированный растворитель из отпарного аппарата в секции обессеривания и поставляет полурегенерированный растворитель в первичный абсорбер.
Следовательно, в одном аспекте изобретения обрабатывающий синтез-газ завод будет включать в себя установку газификации, которая генерирует сдвинутый синтез-газ, и секцию обессеривания, связанную по текучей среде с установкой газификации для получения сдвинутого синтез-газа.
Предпочтительно секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, блок гидролиза СО8 и вторичный абсорбер, где первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8 и где блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера. Первичный и вторичный абсорберы абсорбируют Н28 из синтез-газа в растворитель для получения обессеренного синтез-газа, секция декарбонизации получает обессеренный синтез-газ. В таких заводах абсорбер СО2 абсорбирует СО2 из обессеренного синтез-газа и генерирует поток продукта Н2 с применением растворителя, где растворитель циркулирует между секцией обессеривания и секцией декарбонизации. Необходимо отметить, что блок гидролиза СО8 требуется, только если синтез-газ содержит в качестве компонента значительное количество СО8 и может быть не нужен, если СО8 полностью удален в предшествующих сегментах.
В другом аспекте изобретения обрабатывающий синтез-газ завод будет включать в себя установку газификации, которая продуцирует несдвинутый синтез-газ, и секцию обессеривания, которая получает синтез-газ. Секция обессеривания типично включает в себя первичный абсорбер, реактор сдвига, блок гидролиза СО8 и вторичный абсорбер, где первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, где блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера. В особенно предпочтительных вариантах осуществления реактор сдвига связан по текучей среде с первичным и вторичным абсорбером и получает частично обессеренный синтез-газ из первичного абсорбера, первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтез-газа в первом растворителе для создания таким образом обессеренного синтез-газа. Дополнительно допускается, что секция декарбонизации получает обессеренный синтез-газ и включает в себя абсорбер СО2 для поглощения СО2 из обессеренного синтез-газа и генерации потока продукта Н2 с применением второго растворителя.
Таким образом, в пп.1-16 формулы заявлена установка для обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения синтез-газа; секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер; и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28; причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, причем блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера; причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтез-газа в первый растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа; секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтезгаза и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и для создания потока продукта Н2, используя второй растворитель; серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с регенератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н28 и остаточного газа; третий абсор
- 3 016314 бер, который связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа и который выполнен с возможностью получения полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и получения потока СО2 с верха колонны; причем третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поставляется в первичный абсорбер.
Предпочтительно первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью обеспечения подачи донного потока из вторичного абсорбера в виде полурегенерированного растворителя на средний уровень первичного абсорбера.
Предпочтительно установка дополнительно включает в себя блок поглощения Н28, связанный по текучей среде с секциями обессеривания и декарбонизации, и установлен между ними.
Предпочтительно секция декарбонизации выполнена с возможностью обеспечения десорбирования разрежением второго растворителя до степени, достаточной для обеспечения всего необходимого охлаждения для второго растворителя перед введением в абсорбер СО2.
Предпочтительно секция декарбонизации включает в себя гидравлическую турбину, выполненную с возможностью создания мощности для насоса второго растворителя от падения давления второго растворителя.
Предпочтительно секция декарбонизации дополнительно включает в себя компрессор, выполненный с возможностью обеспечения компрессии десорбированного СО2 до давления, пригодного для ожижения и выделения.
Предпочтительно блок газификации выполнен с возможностью получения сдвинутого синтез-газа, причем в качестве первого и второго растворителей использован один растворитель, который циркулирует между секцией обессеривания и секцией декарбонизации.
Предпочтительно абсорбер СО2 связан по текучей среде с первичным и/или вторичным абсорберами с тем, чтобы обеспечить подачу части растворителя, обогащенного СО2, из абсорбера СО2 в первичный или вторичный абсорбер.
Предпочтительно секция обессеривания дополнительно включает в себя первую отпарную колонну, а регенератор выполнен в виде второй отпарной колонны, и причем первая отпарная колонна выполнена с возможностью обеспечения удаления Н2 из растворителя, обогащенного Н28, и расположена выше по потоку второй отпарной колонны.
Предпочтительно вторая отпарная колонна связана по текучей среде с абсорбером СО2 для обеспечения подачи регенерированного растворителя из второй отпарной колонны в абсорбер СО2 в качестве регенерированного растворителя.
Предпочтительно серный аппарат связан по текучей среде со второй отпарной колонной и выполнен с возможностью приема продукта, обогащенного Н28, с верха второй отпарной колонны.
Предпочтительно установка дополнительно включает в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, соединенную с первичным абсорбером и выполненную с возможностью обеспечения отделения СО2 от обогащенного растворителя первичного абсорбера.
Предпочтительно блок газификации выполнен с возможностью получения несдвинутого синтезгаза, причем установка дополнительно включает в себя реактор сдвига, соединенный по текучей среде между первичным и вторичным абсорбером и выполненный с возможностью приема частично обессеренного синтез-газа из первичного абсорбера.
Предпочтительно первый растворитель представляет собой химический растворитель и второй растворитель представляет собой физический растворитель.
Предпочтительно установка дополнительно включает в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, связанную с первичным абсорбером и выполненную с возможностью обеспечения отделения СО2 от обогащенного растворителя первичного абсорбера.
Предпочтительно емкость десорбирования выполнена с возможностью обеспечения подачи десорбированного пара в первичный абсорбер и/или камеру сгорания.
Согласно п.17 формулы заявлена установка обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения сдвинутого синтез-газа; секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28; причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, и в котором блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера; причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтез-газа в растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа; секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтезгаза и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и получения потока продукта Н2, используя растворитель; причем растворитель циркулирует между секцией обессеривания и секцией декарбонизации, и серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с регенератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н28 и остаточного газа; третий абсорбер, который
- 4 016314 связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа, который выполнен с возможностью образования полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и образования СО2 с верха колонны; в котором третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поступает в первичный абсорбер.
Согласно п.18 формулы заявлена установка обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения несдвинутого синтез-газа; секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, реактор сдвига, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер; и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28, причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, и причем блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера; причем реактор сдвига соединен по текучей среде между первичным и вторичным абсорбером и выполнен с возможностью приема частично обессеренного синтез-газа из первичного абсорбера; причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтез-газа в первый растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтезгаза; секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтез-газа и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и получения потока продукта Н2, используя второй растворитель, и серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с регенератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н28 и остаточного газа; третий абсорбер, который связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа, который выполнен с возможностью получения полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и образования СО2 с верха колонны; причем третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поступает в первичный абсорбер.
Различные цели, признаки, варианты и преимущества настоящего изобретения будут более очевидны из следующего подробного описания предпочтительных вариантов осуществления изобретения.
Краткое описание чертежей
Фиг. 1 представляет собой конфигурацию для обессеривания синтез-газа, известную из предшествующего уровня техники.
Фиг. 2 представляет собой конфигурацию для удаления СО2 и Н28 из сдвинутого синтез-газа с применением системы с одним растворителем.
Фиг. 3 представляет собой конфигурацию для удаления СО2 и Н28 из несдвинутого синтез-газа с применением системы с двумя растворителями.
Фиг. 4 представляет собой конфигурацию по фиг. 3 с присоединенным серным аппаратом и блоком остаточного газа.
Подробное описание предпочтительных вариантов осуществления
Настоящее изобретение относится к конфигурациям установки и способам обработки газообразного синтез-газа, включающего в себя Н2, СО2, СО, Н28 и СО8, в которых сульфид водорода удаляется в первой секции и в которых диоксид углерода удаляется во второй секции. Описываемые секции включают в себя абсорберы, в которых один растворитель или отдельные и различные растворители применяются для абсорбции соответствующих компонентов кислого газа. Н28-обогащенный растворитель предпочтительно регенерируется в одном или более отпарных аппаратах с использованием внешнего тепла, в то время как растворитель, обогащенный СО2, предпочтительно регенерируется путем десорбирования разрежением растворителя до меньших давлений. В особенно предпочтительных вариантах осуществления установок абсорбция Н28 проводится ранее абсорбции СО2.
Если концентрация диоксида углерода в синтез-газе является относительно низкой (например, несдвинутый синтез-газ), циркуляция растворителя и тип растворителя для секций абсорбера Н28 и СО2 могут быть различными и разделенными. С другой стороны, если концентрация диоксида углерода в синтез-газе является относительно высокой (например, сдвинутый синтез-газ), секции абсорберов Н28 и СО2 интегрируются, таким образом, что циркуляция растворителя для секции абсорбера Н28 может возвращать СО2-обогащенный, регенерированный и освобожденный от Н28 растворитель из секции абсорбера СО2. Следовательно, растворитель, в таких обстоятельствах, может являться тем же (т.е. растворители будут иметь одинаковый состав вне зависимости от конкретной загрузки СО2, СО8 и/или Н28, например, Ν-метилдиэтаноламин (ΜΌΕΆ) полностью насыщенный Н28 и частично насыщенный СО2 считается тем же растворителем, что регенерированный ΜΌΕΆ или ΜΌΕΆ без Н28 и частично насыщенный СО2).
Должно быть высоко оценено, что такие конфигурации оборудования и способы будут предоставлять многочисленные преимущества без расходования дополнительной энергии или материала. Например, обсуждаемые конфигурации оборудования и способы значительно уменьшают, или даже почти полностью удаляют выбросы СО2, и серные выбросы, при возвращении продукта СО2 для выделения и получения Н2 для получения чистой энергии. Когда синтез-газ является несдвинутым, поток растворителя в абсорбер Н28 может быть уменьшен путем применения по меньшей мере части донного потока аб
- 5 016314 сорбера остаточного газа в качестве полурегенерированного растворителя. Должно также быть высоко оценено, что, по существу, весь углерод может быть захвачен путем компрессии обработанного остаточного газа с выделением СО2.
В особенно предпочтительных конфигурациях оборудования синтез-газ обрабатывали в двух последовательных и предпочтительно селективных к абсорбции Н28 стадиях с промежуточной стадией гидролиза СО8. Остаточный Н28 затем удаляли в слоях после поглотителя Н28 для получения обработанного газа с общим содержанием серы ниже 50-100 ррту, более типично ниже 10 ррту и наиболее типично ниже 4 ррту. Необходимо отметить, что, если синтез-газ является несдвинутым, блок гидролиза СО8 может быть объединен с секцией сдвига. С другой стороны, если синтез-газ уже сдвинут, абсорбция СО2 в секции обессеривания может быть уменьшена путем применения растворителя, насыщенного СО2, в абсорберах Н28, что дополнительно уменьшает циркуляцию растворителя. В таких способах и конфигурациях оборудования в целом предпочтительно, чтобы обогащенный растворитель, насыщенный Н28, из Н28-абсорберов регенерировался в двух стадиях отпаривания. Первая стадия отпаривания возвращает совместно абсорбированный Н2 и уменьшает содержание СО2 в обогащенном растворителе с применением газа отпаривания (например, Ν2 или Н2), в то время как на второй стадии отпаривания обогащенный растворитель дополнительно нагревается и регенерируется для получения, таким способом, очищенного от кислых газов регенерированного растворителя, и кислого газа, обогащенного по Н28.
В следующих предпочтительных вариантах осуществления обессеренный синтез-газ газ из Н28 абсорберов обрабатывают на стадии абсорбции СО2, предпочтительно путем регенерирования растворителя, для получения таким образом обогащенного растворителя, насыщенного СО2. Получаемый таким образом обогащенный растворитель затем регенерируется десорбционным регенерированием при различных давлениях. Такие способы удаляют почти весь СО2 и создают продукт Н2 с очень низким содержанием СО2 (типично менее чем 2 мол.% и более типично менее чем 1 мол.%) и продукт СО2 с низким содержанием Н28 (типично менее чем 100 м.д. и наиболее типично менее чем 10 м.д.), что является безопасным для передачи через трубопровод. Кроме того, должно быть высоко оценено, что применение гидравлических турбин в способе десорбирования разрежением возвращает насосам по меньшей мере часть мощности, требующейся для циркуляции, с одновременным охлаждением растворителя. Таким образом, требования к заморозке растворителя значительно уменьшаются (например, по меньшей мере на 50%, более типично по меньшей мере на 70%, наиболее типично по меньшей мере на 80%) и в некоторых случаях даже почти полностью ликвидируются.
Одна типичная конфигурация оборудования для переработки сдвинутого синтез-газа представлена на фиг. 2. В этом варианте осуществления подаваемый газообразный поток 1, типично при давлении от 700 до 900 р5Щ и при температуре внешней среды (например, около 75°Р), обрабатывали в первом абсорбере 50 с применением регенерированного потока 9 растворителя, насыщенного СО2, что дало Н28обогащенный донный поток 4 и освобожденный от Н28 поток с верха колонны 6. Полурегенерированный Н28 растворитель, поток 7, получаемый из второго абсорбера 52, подводился потоком 26 и насосом 53 на верхнюю секцию первого абсорбера для уменьшения циркуляции растворителя. Давление обогащенного растворителя из первого абсорбера понижали в гидравлической турбине 54 (или, альтернативно, например, вентилем СНГ), нагревали в теплообменнике 75 в виде потока 49, типично при давлении от 150 до 300 р81§ и подводили на сепаратор 57 как поток 10. Десорбированный парообразный поток 48 компрессировали в компрессоре 56 и подавали в виде потока 2 на первый абсорбер. Десорбированный жидкий поток 45 подводили на первый отпарной аппарат 55, который повышает содержание Н28 в обогащенном растворителе и возвращает соабсорбированный Н2. Типично отпарной аппарат 55 применяет инертный газ 11, такой как Ν2, который представляет собой обычный побочный продукт установки разделения воздуха. По выбору ребойлер 66 применяется для обеспечения потребности в отпаривании первого отпарного аппарата, применяя остаточное тепло регенерированного растворителя из второго отпарного аппарата (или другого источника). Первый отпарной аппарат 55 генерирует газообразный поток с верха колонны 22, который объединяется с потоком 48 с образованием потока 40, который компрессируется компрессором 56 и возвращается в цикл в первом абсорбере 50. Применяемый здесь термин около в связи с числительным относится к диапазону ±10% (включая) указанного числительного. Например, термин около 200 рыа относится к диапазону от 180 до 220 рща включая. Аналогично, термин около -40°Р относится к диапазону температур между -44 и -36°Р.
Давление донного потока первого отпарного аппарата 12 понижается в вентиле 56 с образованием потока 13 при давлении, близком к атмосферному давлению. Поток 13 подводится в теплообменник 58 с образованием потока 14, типично при температуре от около 200 до 280°Р. Горячий обогащенный растворитель регенерировали с применением второго отпарного аппарата 59, который повторно нагревали до кипения в ребойлере 61 и кипятили с обратным холодильником, охлаждая теплосъемником с воздухом внешней среды 60. Отметим, что теплосъемник 60 может быть с внешней стороны соединен с барабанным сепаратором и насосами (не показано). Второй отпарной аппарат генерирует поток кислого газа 15, типично включающий в себя более 50 мол.% Н28 (в расчете на сухую массу), который является пригодным в качестве газообразного питания для серного аппарата. Регенерированный растворитель 16 перекачивается насосом 62 и охлаждается в теплообменниках 58, 66, 75, и 90 через потоки 17, 46, 18, и 41 с об
- 6 016314 разованием регенерированного потока растворителя 43, который подводится на абсорбер 68 СО2. Наиболее типично сдвинутый синтез-газ преимущественно включает в себя Н2, СО2, СО, Н28, СО8 и имеет состав, который приведен в табл. 1.
Таблица1
Компонент Мол. %
Н28 1,3
СО2 34,4
СОЗ 0,04
со 2,0
Н2 61/ 9
N2 0,1
АГ 0,2
СН4 0,2
В отношении пригодных растворителей необходимо отметить, что в таких конфигурациях оборудования природа растворителя может варьировать значительно. Однако особенно предпочтительные растворители включают в себя те, которые содержат диалкильные эфиры полиэтиленгликолей, пропиленкарбонат, ΜΌΕΆ и т.д. Аналогично, в отношении поглотителей серы в целом предпочтительно, что тип поглотителя серы может варьировать. Однако предпочтительно, чтобы поглотитель уменьшал уровни Н28 типично до менее чем 4 ррту и наиболее типично менее чем 1 ррту, генерируя продукты Н2 и СО2, которые являются почти полностью очищенными от Н28. Например, пригодные поглотители серы включают в себя те, что содержат оксиды металлов (например, оксид железа, оксид цинка) и/или неспецифические адсорбенты (например, молекулярные сита).
Далее необходимо дополнительно отметить, что абсорбция СО8 определенными растворителями (и особенно физическими растворителями) часто является трудной и неполной и типично удаляется только около 33% СО8. Следовательно, предпочтительно, чтобы остаток СО8 из первого абсорбера 50 пересылался через поток 6 на блок гидролиза СО8 51. Реакция гидролиза СО8, которая особенно эффективна в освобожденном от Н28 растворе, протекает согласно химической реакции по следующему уравнению: СО8+Н2О^Н28+СО2.
Очищенный от СО8 поток 24 (с уменьшенной концентрацией Н28 по сравнению с потоком 1) дополнительно обрабатывали потоком растворителя 5, насыщенным СО2, во втором абсорбере 52, что дало дополнительно освобожденный от Н28 поток синтез-газа 25 и полурегенерированный от Н28 донный поток 26. Поток 25 (или по меньшей мере часть потока 25) обрабатывали в слое поглотителя серы 67, который может эффективно удалять остаточные количества Н28 и СО8 до очень низких уровней, типично ниже 1 ррту. Обработанный газообразный поток 27 дополнительно охлаждали в теплообменнике 64, что дало поток 21 и теплообменнике 63, с образованием потока 28, типично с температрурой от около 30 до 50°Е, и подводили на абсорбер СО2 68. Абсорбер СО2 промывали регенерированным потоком растворителя 5 и потоком 29, что дает обогащенный поток растворителя 19, насыщенный СО2, и освобожденный от СО2 парообразный поток с верха колонны 30. Парообразный поток с верха колонны 30 нагревали в теплообменнике 64 с образованием потока 20, который представляет собой конечный продукт Н2. Для уменьшения общей циркуляции растворителя, одна часть потока растворителя 3, насыщенного СО2, перекачивалась и охлаждалась (через насос 80 и теплосьемник 81) для применения в качестве растворителя, насыщенного СО2, для абсорберов.
В остающейся части растворителя, обогащенного СО2, потоке 8, давление понижали в гидравлической турбине 69 с образованием потока 31, типично до давления 200-400 рф. Мощность генерировали применяемой гидравлической турбиной для обеспечения по меньшей мере части мощности, требующейся насосу регенерированного растворителя 77. Испарительный барабан 70 создает газовый поток сепаратора 33 и десорбированный жидкий поток 32. Десорбированный газ подводится на компрессор высокого давления СО2 78, образуя компрессированный продукт СО2 44, и десорбированную жидкость, давление в которой дополнительно понижалось в гидравлической турбине 71, образовывала поток 34, типично при 60-200 рф. Испарительный барабан 72 создает газообразный поток сепаратора 36 и десорбированный жидкий поток 35. Десорбированный газ подводится на всасывающую линию среднего давления компрессора СО2 78, и давление десорбированной жидкости дополнительно понижается в вентиле 73 с образованием потока 37 при атмосферном давлении или вакууме. Испарительный барабан 74 создает парообразный поток 38 с атмосферным давлением и/или вакуумом и десорбированный жидкий поток 42, который далее перекачивается насосом 77 с образованием регенерированного потока растворителя 29. Необходимо отметить, что применение гидравлических турбин и эффекта охлаждения от десорбирования разрежением СО2 при меньших давлениях приводит к самоохлаждению растворителя, удаляя необходимость в охлаждении замораживанием.
Аналогично конфигурации оборудования, которая обозначена на фиг. 2, способы и конфигурации оборудования могут быть применены для переработки несдвинутого синтез-газа. Одна такая типичная конфигурация оборудования представлена на фиг. 3. Типичный состав несдвинутого газа показан в табл. 2.
- 7 016314
Таблица 2
Компонент Мол. %
Н23 1,5
СО2 4,3
СОЗ 0,02
СО 52,6
Н2 41,1
. N2 0,2
АГ 0,2
СН4 0,2
В этой конфигурации оборудования водные реакторы сдвига размещаются после первого абсорбера. Реакция сдвига обработанного синтез-газа конвертирует большую часть содержащегося СО с применением реакции водного сдвига до Н2 и СО2 согласно следующему уравнению химической реакции:
СО-1Ю >11;-СО;.
Реакторы сдвига также конвертируют большую часть СО8 до Н28 согласно следующему уравнению химической реакции:
СО8 + Ю >Н;8-СС);.
Как отмечено в табл. 2, содержание СО2 в несдвинутом синтез-газе, потоке 1, значительно меньше, чем в случае сдвинутого газа. Благодаря меньшему молярному отношению СО2 к Н28 в несдвинутом синтез-газе, соабсорбция СО2 растворителем значительно меньше. В результате, применение первого отпарного аппарата для обогащения Н28 и применение растворителя, насыщенного СО2, для абсорбции Н28 типично не является необходимым. В добавление, абсорбция Н28 и СО2 может быть разделена и могут быть применены различные типы растворителя, что делает эту конфигурацию оборудования особенно пригодной для применения существующих аппаратов удаления серы для выделения СО2. Следовательно, регенерированный растворитель для абсорбции Н28 8 предоставляется отпарным аппаратом 59, и поток 3 на фиг. 2 не имеет места. Кроме того, поток 45 на фиг. 2 прямо направляется на отпарной аппарат 59 на фигуре 3 в виде потоков 13/14. В этой конфигурации оборудования, содержание Н28 в потоке кислого газа 15 типично составляет более 60% (в расчете на сухую массу). В отношении остающихся компонентов и конфигураций оборудования, те же обсуждения и точки зрения применимы к фигуре 3 для аналогичных элементов фиг. 2.
Обсуждаемые способы и конфигурации оборудования также применимы к переработке несдвинутого синтез-газа с применением селективных к Н28 химических растворителей (например, ΜΌΕΆ), как показано на фиг. 4, на которой интегрированы серный аппарат и блок остаточного газа. В этой конфигурации оборудования, первый и второй абсорберы Н28 промываются химическим растворителем, который абсорбирует Н28 предпочтительно по сравнению с СО2 в общей конфигурации оборудования, аналогичной конфигурации фиг. 3. Селективная абсорбция ΜΌΕΆ типично облегчается температурой слабо регенерированного обедненного амина и коротким временем контакта в абсорберах. Наиболее типично, проскок СО2 в абсорбере составляет от около 30% до 50%, что приводит к потоку кислого газа 15, содержащему от около 30 до 50% Н28 (в расчете на сухую массу). Поток 40 из испарительного барабана может быть возвращен в абсорбер или может быть применен в качестве горючего в расположенном далее процессе сжигания.
Поток кислого газа из регенератора 59 далее перерабатывается в серном аппарате 150, где для конверсии серы предпочтительно применение кислорода с завода разделения воздуха. В случае применения серного аппарата с кислородной продувкой, размер серного аппарата меньше, и выходящий поток 100 включает в себя главным образом СО2 и освобожден от других загрязняющих веществ (например, Ν2), поэтому пригоден для выделения СО2. Поток 100 предпочтительно гидрировали с применением катализатора в блоке остаточного газа 151. Конвертирование остаточных оксидов серы в Н28 дает, таким образом, поток 101. Содержание Н28 в гидрированном газе отмывается в абсорбере остаточного газа 153 с применением части регенерированного растворителя из регенератора 59 через насос 62 и поток 17. Регенерированный поток амина 103 охлаждали в охладителе 155 до приблизительно 80°Е, что дало поток 107, который подводится в абсорбер остаточного газа 153. Абсорбер остаточного газа типично содержит от около 12 до 16 лотков и создает поток с головы колонны 152 с содержанием Н28 менее чем 200 ррщу. Проскок СО2 в абсорбере остаточного газа типично составляет от 80 до 90%. Поток с головы колонны 152, содержащий почти чистый СО2, далее компрессируют в компрессоре СО2 78 с образованием части потока продукта СО2 44. Для транспортировки в трубопроводе может быть добавлен блок дегидратации (не показан) для минимизации коррозии трубопровода при функционировании в холодном климате. Должно быть высоко оценено, что в этих способах и конфигурациях оборудования почти весь СО2, получаемый в процессе с участием синтез-газа, возвращается для выделения СО2. Альтернативно, газ с головы колонны абсорбера остаточного газа может быть переправлен на мусоросжигатель для уничтожения серы перед выбросом в атмосферу.
Донный поток абсорбера остаточного газа 104 перекачивали насосом 154 с образованием потока 105 и подводимого в виде полурегенерированного амина на первый абсорбер. Поток 105 также может
- 8 016314 быть дополнительно охлажден (не показано) для усиления абсорбции кислого газа в первом абсорбере. С применением полурегенерированного амина, расход регенерированного амина (поток 8), и потребность в ребойлере регенерирования 61 значительно уменьшается. Для секции абсорбера СО2, применение физического растворителя, такого как пропиленкарбонат и простые эфиры полигликолей, является предпочтительным по сравнению с амином в отношении энергосбережения. Здесь применяется тот же способ регенерирования десорбированного растворителя, ранее описанный на фиг. 2 и 3. Также необходимо отметить, что блок остаточного газа и конфигурация абсорбера, представленная на фиг. 4, применима к ранее описанной конфигурации оборудования фиг. 2. В отношении остальных компонентов и конфигураций оборудования, те же соображения и предположения применимы к фиг. 4 для аналогичных элементов фиг. 3.
Таким образом, впервые описаны специфические варианты осуществления и применения производства СО2 и Н2 из синтез-газа. Однако для специалистов в данной области должно быть очевидно, что возможно намного большее число модификаций, без уклонения от концепции настоящего изобретения, чем те, что уже описаны. Объем изобретения, следовательно, не должен быть ограничен исключительно объемом прилагаемой формулы изобретения. Кроме того, при интерпретировании как описания, так и формулы изобретения, все термины должны быть интерпретированы в наиболее широком возможном значении, согласующемся с контекстом. В частности, термины включает в себя и включающий в себя должны быть интерпретированы как ссылка на элементы, компоненты или стадии, без ограничения, указывая, что описываемые элементы, компоненты или стадии могут присутствовать, или применяться, или объединяться с другими элементами, компонентами или стадиями, которые не описываются явно.

Claims (18)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Установка для обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения синтез-газа;
    секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер; и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28;
    причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, и причем блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера;
    причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтезгаза в первый растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа;
    секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтез-газа и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и для создания потока продукта Н2, используя второй растворитель;
    серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с регенератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н28 и остаточного газа;
    третий абсорбер, который связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа и который выполнен с возможностью получения полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и получения потока СО2 с верха колонны;
    причем третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поставляется в первичный абсорбер.
  2. 2. Установка по п.1, в которой первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью обеспечения подачи донного потока из вторичного абсорбера в виде полурегенерированного растворителя на средний уровень первичного абсорбера.
  3. 3. Установка по п.1, дополнительно включающая в себя блок поглощения Н28, связанный по текучей среде с секциями обессеривания и декарбонизации и установленный между ними.
  4. 4. Установка по п.1, в которой секция декарбонизации выполнена с возможностью обеспечения десорбирования разрежением второго растворителя до степени, достаточной для обеспечения всего необходимого охлаждения для второго растворителя перед введением в абсорбер СО2.
  5. 5. Установка по п.1, в которой секция декарбонизации включает в себя гидравлическую турбину, выполненную с возможностью создания мощности для насоса второго растворителя от падения давления второго растворителя.
  6. 6. Установка по п.1, в которой секция декарбонизации дополнительно включает в себя компрессор, выполненный с возможностью обеспечения компрессии десорбированного СО2 до давления, пригодного для ожижения и выделения.
  7. 7. Установка по п.1, в которой блок газификации выполнен с возможностью получения сдвинутого синтез-газа, причем в качестве первого и второго растворителей использован один растворитель, который циркулирует между секцией обессеривания и секцией декарбонизации.
  8. 8. Установка по п.7, в которой абсорбер СО2 связан по текучей среде с первичным и/или вторичным абсорберами с тем, чтобы обеспечить подачу части растворителя, обогащенного СО2, из абсорбера СО2 в
    - 9 016314 первичный или вторичный абсорбер.
  9. 9. Установка по п.7, в которой секция обессеривания дополнительно включает в себя первую отпарную колонну, а регенератор выполнен в виде второй отпарной колонны, причем первая отпарная колонна выполнена с возможностью обеспечения удаления Н2 из растворителя, обогащенного Н28, и расположена выше по потоку второй отпарной колонны.
  10. 10. Установка по п.9, в которой вторая отпарная колонна связана по текучей среде с абсорбером СО2 для обеспечения подачи регенерированного растворителя из второй отпарной колонны в абсорбер СО2 в качестве регенерированного растворителя.
  11. 11. Установка по п.10, в которой серный аппарат связан по текучей среде со второй отпарной колонной и выполнен с возможностью приема продукта, обогащенного Н28, с верха второй отпарной колонны.
  12. 12. Установка по п.7, дополнительно включающая в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, соединенную с первичным абсорбером и выполненную с возможностью обеспечения отделения СО2 от обогащенного растворителя первичного абсорбера.
  13. 13. Установка по п.1, в которой блок газификации выполнен с возможностью получения несдвинутого синтез-газа, причем установка дополнительно включает в себя реактор сдвига, соединенный по текучей среде, между первичным и вторичным абсорбером и выполненный с возможностью приема частично обессеренного синтез-газа из первичного абсорбера.
  14. 14. Установка по п.13, в которой первый растворитель представляет собой химический растворитель и второй растворитель представляет собой физический растворитель.
  15. 15. Установка по п.13, дополнительно включающая в себя расширительное устройство и емкость десорбирования, связанную с первичным абсорбером и выполненную с возможностью обеспечения отделения СО2 от обогащенного растворителя первичного абсорбера.
  16. 16. Установка по п.15, в которой емкость десорбирования выполнена с возможностью обеспечения подачи десорбированного пара в первичный абсорбер и/или камеру сгорания.
  17. 17. Установка обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения сдвинутого синтез-газа;
    секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28;
    причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, и в котором блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера;
    причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтезгаза в растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа;
    секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтез-газа и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и получения потока продукта Н2, используя растворитель;
    причем растворитель циркулирует между секцией обессеривания и секцией декарбонизации; и серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с регенератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н28 и остаточного газа;
    третий абсорбер, который связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа, который выполнен с возможностью образования полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и образования СО2 с верха колонны; в котором третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поступает в первичный абсорбер.
  18. 18. Установка обработки синтез-газа, включающая в себя блок газификации, выполненный с возможностью получения несдвинутого синтез-газа;
    секцию обессеривания, связанную по текучей среде с блоком газификации для приема синтез-газа, причем секция обессеривания включает в себя первичный абсорбер, реактор сдвига, блок гидролиза СО8, вторичный абсорбер; и регенератор, который выполнен с возможностью получения потока кислого газа Н28, причем первичный абсорбер расположен выше по потоку блока гидролиза СО8, и причем блок гидролиза СО8 расположен выше по потоку вторичного абсорбера;
    причем реактор сдвига соединен по текучей среде между первичным и вторичным абсорбером и выполнен с возможностью приема частично обессеренного синтез-газа из первичного абсорбера;
    причем первичный и вторичный абсорберы выполнены с возможностью абсорбции Н28 из синтезгаза в первый растворитель для получения, таким образом, обессеренного синтез-газа;
    секцию декарбонизации, связанную по текучей среде с секцией обессеривания для приема обессеренного синтез-газа и включающую в себя абсорбер СО2, который выполнен с возможностью абсорбции СО2 из обессеренного синтез-газа и получения потока продукта Н2, используя второй растворитель, и серный аппарат с блоком гидрирования остаточного газа, который связан по текучей среде с реге
    - 10 016314 нератором и который выполнен с возможностью получения серы из потока кислого газа Н2§ и остаточного газа;
    третий абсорбер, который связан по текучей среде с блоком гидрирования остаточного газа, который выполнен с возможностью получения полурегенерированного растворителя, используя регенерированный растворитель из регенератора, и образования СО2 с верха колонны;
    причем третий абсорбер связан по текучей среде с первичным абсорбером, так что полурегенерированный растворитель поступает в первичный абсорбер.
EA200970784A 2007-02-22 2008-02-22 Способ и конфигурация оборудования для получения диоксида углерода и водорода из синтез-газа EA016314B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US89113307P 2007-02-22 2007-02-22
PCT/US2008/002387 WO2008103467A1 (en) 2007-02-22 2008-02-22 Configurations and methods for carbon dioxide and hydrogen production from gasification streams

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200970784A1 EA200970784A1 (ru) 2010-02-26
EA016314B1 true EA016314B1 (ru) 2012-04-30

Family

ID=39710410

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200970784A EA016314B1 (ru) 2007-02-22 2008-02-22 Способ и конфигурация оборудования для получения диоксида углерода и водорода из синтез-газа

Country Status (10)

Country Link
US (1) US8480982B2 (ru)
EP (1) EP2117682B1 (ru)
JP (1) JP5709153B2 (ru)
CN (1) CN101674875B (ru)
CA (1) CA2676782C (ru)
EA (1) EA016314B1 (ru)
ES (1) ES2393266T3 (ru)
MX (1) MX2009008529A (ru)
PL (1) PL2117682T3 (ru)
WO (1) WO2008103467A1 (ru)

Families Citing this family (59)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
ES2369511T3 (es) * 2007-07-31 2011-12-01 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Proceso para producir gas purificado a partir de gas que comprende h2s, co2, y hcn y/o cos.
CA2694118C (en) * 2007-08-09 2012-11-20 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for fuel gas treatment with total sulfur removal and olefin saturation
US7892324B2 (en) * 2007-10-10 2011-02-22 General Electric Company Systems and methods for carbon dioxide capture
US7708801B2 (en) * 2007-11-09 2010-05-04 General Electric Company System and methods for treating transient process gas
CA2726640A1 (en) * 2008-06-26 2009-12-30 Uop Llc Carbon dioxide absorber partial pumparound for cooling semi-lean physical solvent
CN102238994B (zh) * 2008-10-02 2014-08-20 氟石科技公司 移除高压酸性气体的装置和方法
DE102008050088A1 (de) * 2008-10-06 2010-04-22 Uhde Gmbh Verfahren zur Entschwefelung
US8435325B2 (en) 2008-10-23 2013-05-07 Hitachi, Ltd. Method and device for removing CO2 and H2S
DE102008057937A1 (de) * 2008-11-19 2010-05-20 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Waschmittelregenerierung in physikalischen Gaswäschen
JP5412171B2 (ja) 2009-04-30 2014-02-12 三菱重工業株式会社 合成ガスから酸性ガスを分離する方法および装置
JP4395542B1 (ja) 2009-04-30 2010-01-13 三菱重工業株式会社 ガス化ガスからの高純度ｃｏ２回収方法およびシステム
US7811361B2 (en) 2009-06-30 2010-10-12 Uop Llc Process for a gas removal zone
WO2011034993A1 (en) * 2009-09-18 2011-03-24 Fluor Technologies Corporation High pressure high co2 removal configurations and methods
FR2950265B1 (fr) * 2009-09-21 2012-08-24 Inst Francais Du Petrole Procede de desacidification d'un gaz par solution absorbante avec elimination du cos par l'hydrolyse
US8741225B2 (en) * 2009-09-24 2014-06-03 General Electric Company Carbon capture cooling system and method
US7789945B2 (en) * 2009-09-25 2010-09-07 Uop Llc Maintaining low carbon monoxide levels in product carbon dioxide
US8211213B2 (en) 2009-12-07 2012-07-03 Uop Llc Maintaining lowered CO in a CO2 product stream in a process for treating synthesis gas
EP2536481A4 (en) * 2010-02-17 2014-02-19 Fluor Tech Corp CONFIGURATIONS AND METHODS FOR REMOVAL OF HIGH PRESSURE ACID GAS IN THE PRODUCTION OF LOW SOFT SULFUR GAS
US8475571B2 (en) * 2010-04-23 2013-07-02 General Electric Company System for gas purification and recovery with multiple solvents
US8419843B2 (en) * 2010-05-18 2013-04-16 General Electric Company System for integrating acid gas removal and carbon capture
US9732675B2 (en) * 2010-07-02 2017-08-15 Exxonmobil Upstream Research Company Low emission power generation systems and methods
US8518356B2 (en) * 2010-07-27 2013-08-27 Air Products And Chemicals, Inc. Method and apparatus for adjustably treating a sour gas
US8491712B2 (en) * 2010-09-13 2013-07-23 General Electric Company Dehydration systems and methods for removing water from a gas
DE102010041536A1 (de) * 2010-09-28 2012-03-29 Siemens Aktiengesellschaft Verfahren zur Abscheidung von Kohlendioxid, sowie Gasturbinenanlage mit Kohlendioxid Abscheidung
US8945496B2 (en) 2010-11-30 2015-02-03 General Electric Company Carbon capture systems and methods with selective sulfur removal
US20130327990A1 (en) * 2010-11-30 2013-12-12 John Mak Configurations and methods for gasification plants
US10451344B2 (en) 2010-12-23 2019-10-22 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery and ethane rejection methods and configurations
AU2011361759B2 (en) * 2011-03-10 2015-05-21 Uop Llc Processes and systems for removing acid gas from syngas
TWI563166B (en) * 2011-03-22 2016-12-21 Exxonmobil Upstream Res Co Integrated generation systems and methods for generating power
CN103889546B (zh) * 2011-08-08 2016-03-30 氟石科技公司 用于酸气去除中h2s浓缩的方法和构造
FR2986442B1 (fr) * 2012-02-06 2018-04-13 IFP Energies Nouvelles Procede de captage du co2 par absorption avec deux sections d'absorption et utilisation de vapeur basse temperature pour la regeneration
US8945292B2 (en) * 2012-03-23 2015-02-03 General Electric Company System for recovering acid gases from a gas stream
CN102796561B (zh) * 2012-08-09 2014-04-30 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 生物质燃料二氧化碳循环无氧气化方法及设备
US8882887B2 (en) 2012-08-29 2014-11-11 General Electric Company Process stream desulfurization
JP6139845B2 (ja) * 2012-10-09 2017-05-31 三菱日立パワーシステムズ株式会社 炭素系燃料のガス化システム
US9671162B2 (en) 2012-10-24 2017-06-06 Fluor Technologies Corporation Integration methods of gas processing plant and nitrogen rejection unit for high nitrogen feed gases
RU2526455C2 (ru) * 2012-12-06 2014-08-20 Общество с ограниченной ответственностью "Научно Исследовательский Проектный Институт нефти и газа "Петон" Способ очистки отходящих газов от сероводорода
US10000713B2 (en) 2013-12-12 2018-06-19 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods of flexible CO2 removal
US9631154B2 (en) * 2014-05-14 2017-04-25 Gas Technology Institute Method and apparatus for removing high concentration acid gas from natural gas
US9731243B2 (en) * 2014-06-30 2017-08-15 Uop Llc Low pressure re-absorber and its integration with sulfur-rich solvent flash drum or sulfur-rich solvent stripper in an absorption unit
US20160175770A1 (en) * 2014-12-22 2016-06-23 General Electric Company Method and system for carbon dioxide desorption
CA2976071C (en) 2015-02-09 2020-10-27 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration of an ngl recovery process for low pressure rich feed gas
US9682343B2 (en) * 2015-04-09 2017-06-20 Uop Llc Sour syngas treatment apparatuses and processes for treating sour syngas comprising sulfur components and carbon dioxide
CN105032157A (zh) * 2015-09-06 2015-11-11 中国五环工程有限公司 脱除酸性气中硫化氢和羰基硫的胺液脱硫工艺及装置
CA3002782A1 (en) 2015-10-27 2017-05-04 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for processing high pressure acid gases with zero emissions
US10006701B2 (en) 2016-01-05 2018-06-26 Fluor Technologies Corporation Ethane recovery or ethane rejection operation
US10330382B2 (en) 2016-05-18 2019-06-25 Fluor Technologies Corporation Systems and methods for LNG production with propane and ethane recovery
CN105944561B (zh) * 2016-06-16 2018-07-10 中国华能集团公司 一种合成气酸气分离和硫回收一体化装置及方法
US11725879B2 (en) 2016-09-09 2023-08-15 Fluor Technologies Corporation Methods and configuration for retrofitting NGL plant for high ethane recovery
WO2018147883A1 (en) * 2017-02-09 2018-08-16 Fluor Technologies Corporation Two-stage absorption for acid gas and mercaptan removal
US10589215B2 (en) 2017-09-21 2020-03-17 Air Liquide Advanced Technologies U.S. Llc Production of biomethane using multiple types of membrane
CA3077409A1 (en) 2017-10-20 2019-04-25 Fluor Technologies Corporation Phase implementation of natural gas liquid recovery plants
US12098882B2 (en) 2018-12-13 2024-09-24 Fluor Technologies Corporation Heavy hydrocarbon and BTEX removal from pipeline gas to LNG liquefaction
CN109722317B (zh) * 2019-03-01 2020-10-27 西安鸿钧睿泽新材料科技有限公司 基于湿法再生co2吸附材料的天然气脱碳系统及方法
CN110295067A (zh) * 2019-07-26 2019-10-01 山西焦煤集团飞虹化工股份有限公司 一种处理低温甲醇洗含烃排放气的装置及方法
CN110817797B (zh) * 2019-10-28 2023-08-01 中科液态阳光(苏州)氢能科技发展有限公司 重整、分离一体式高压制氢系统及其制氢方法
CN113122345A (zh) * 2019-12-30 2021-07-16 中国石油化工股份有限公司 一种处理高硫天然气的系统和方法
JP7356363B2 (ja) * 2020-01-17 2023-10-04 東洋エンジニアリング株式会社 合成ガスの製造方法および装置
EP4245401A1 (de) * 2022-03-18 2023-09-20 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Verfahren und anlage zur entfernung von kohlendioxid aus synthesegas

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4242108A (en) * 1979-11-07 1980-12-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hydrogen sulfide concentrator for acid gas removal systems
US4254094A (en) * 1979-03-19 1981-03-03 Air Products And Chemicals, Inc. Process for producing hydrogen from synthesis gas containing COS
US20020121093A1 (en) * 2001-02-21 2002-09-05 Wallace Paul S. Utilization of COS hydrolysis in high pressure gasification
US20030181314A1 (en) * 2001-08-31 2003-09-25 Texaco Inc. Using shifted syngas to regenerate SCR type catalyst
US20060110300A1 (en) * 2002-09-17 2006-05-25 John Mak Configurations and methods of acid gas removal
US20060150812A1 (en) * 2002-12-17 2006-07-13 John Mak Configurations and methods for acid gas and contaminant removal with near zero emission
US20060260191A1 (en) * 2005-05-02 2006-11-23 Van Den Berg Robert E Method and system for producing synthesis gas, gasification reactor, and gasification system

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2177068A (en) * 1938-12-03 1939-10-24 Fluor Corp Process for treating gases
US2863527A (en) * 1949-09-15 1958-12-09 Metallgesellschaft Ag Process for the purification of gases
US2649166A (en) * 1950-05-02 1953-08-18 Allied Chem & Dye Corp Absorption of carbon dioxide from gases containing the same
US3031287A (en) * 1958-06-23 1962-04-24 Homer E Benson Process for manufacturing mixtures of hydrogen, carbon monoxide, and methane
US2926751A (en) * 1958-09-22 1960-03-01 Fluor Corp Organic carbonate process for carbon dioxide
DE1494809C3 (de) * 1966-10-25 1974-01-17 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zum Auswaschen von Kohlendioxid aus schwefelarmen oder schwefelfreien Gasen
US3563695A (en) * 1968-03-22 1971-02-16 Field And Epes Separation of co2 and h2s from gas mixtures
US3725252A (en) * 1970-07-27 1973-04-03 Universal Oil Prod Co Desulfurization with subsequent h{11 s absorption
US3773896A (en) * 1971-04-26 1973-11-20 Koppers Gmbh Heinrich Washing agent and a process for washing acidic components from a gas stream
US3710546A (en) * 1971-09-16 1973-01-16 Metallgesellschaft Ag Process for the removal of hydrogen sulfide and carbon dioxide from fuel gases and synthesis gases
JPS5385806A (en) * 1977-01-10 1978-07-28 Hitachi Ltd Process for removing hydrogen sulfide and carbon dioxide separately from gas mixture
US4397660A (en) * 1981-06-15 1983-08-09 Shell Oil Company Process for the removal of H2 S and CO2 from a gas mixture
US4568364A (en) * 1984-03-22 1986-02-04 Bechtel International Corporation Process for desulfurization of fuel gas
US4913637A (en) * 1983-10-21 1990-04-03 Amoco Corporation Sulfur recovery system
US5110444A (en) * 1990-08-03 1992-05-05 Uop Multi-stage hydrodesulfurization and hydrogenation process for distillate hydrocarbons
US5137550A (en) * 1991-04-26 1992-08-11 Air Products And Chemicals, Inc. Cascade acid gas removal process
NO180520C (no) * 1994-02-15 1997-05-07 Kvaerner Asa Fremgangsmåte til fjerning av karbondioksid fra forbrenningsgasser
JPH10314537A (ja) * 1997-05-16 1998-12-02 Babcock Hitachi Kk 被処理ガス中のガス成分処理方法
US6787025B2 (en) * 2001-12-17 2004-09-07 Chevron U.S.A. Inc. Process for the production of high quality middle distillates from mild hydrocrackers and vacuum gas oil hydrotreaters in combination with external feeds in the middle distillate boiling range
US7192468B2 (en) * 2002-04-15 2007-03-20 Fluor Technologies Corporation Configurations and method for improved gas removal
US7156898B2 (en) * 2002-07-12 2007-01-02 Jaisinghani Rajan A Low pressure drop deep electrically enhanced filter
WO2004047956A1 (en) * 2002-11-25 2004-06-10 Fluor Corporation High pressure gas processing configurations and methods
JP4436068B2 (ja) * 2003-04-30 2010-03-24 株式会社クリーンコールパワー研究所 石炭ガス化プラント、および石炭ガス化方法、および石炭ガス化発電プラント、並びに石炭ガス化プラントの増設設備
CA2552644C (en) * 2004-01-20 2009-10-06 Fluor Technologies Corporation Methods and configurations for acid gas enrichment
US8398748B2 (en) * 2005-04-29 2013-03-19 Fluor Technologies Corporation Configurations and methods for acid gas absorption and solvent regeneration

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4254094A (en) * 1979-03-19 1981-03-03 Air Products And Chemicals, Inc. Process for producing hydrogen from synthesis gas containing COS
US4242108A (en) * 1979-11-07 1980-12-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hydrogen sulfide concentrator for acid gas removal systems
US20020121093A1 (en) * 2001-02-21 2002-09-05 Wallace Paul S. Utilization of COS hydrolysis in high pressure gasification
US20030181314A1 (en) * 2001-08-31 2003-09-25 Texaco Inc. Using shifted syngas to regenerate SCR type catalyst
US20060110300A1 (en) * 2002-09-17 2006-05-25 John Mak Configurations and methods of acid gas removal
US20060150812A1 (en) * 2002-12-17 2006-07-13 John Mak Configurations and methods for acid gas and contaminant removal with near zero emission
US20060260191A1 (en) * 2005-05-02 2006-11-23 Van Den Berg Robert E Method and system for producing synthesis gas, gasification reactor, and gasification system

Also Published As

Publication number Publication date
PL2117682T3 (pl) 2013-03-29
EP2117682B1 (en) 2012-08-08
EA200970784A1 (ru) 2010-02-26
ES2393266T3 (es) 2012-12-19
JP2010519387A (ja) 2010-06-03
CN101674875A (zh) 2010-03-17
US8480982B2 (en) 2013-07-09
CA2676782A1 (en) 2008-08-28
EP2117682A1 (en) 2009-11-18
CA2676782C (en) 2012-10-30
CN101674875B (zh) 2014-08-20
MX2009008529A (es) 2009-08-27
WO2008103467A1 (en) 2008-08-28
US20100111784A1 (en) 2010-05-06
JP5709153B2 (ja) 2015-04-30
EP2117682A4 (en) 2011-06-15

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA016314B1 (ru) Способ и конфигурация оборудования для получения диоксида углерода и водорода из синтез-газа
US9186619B2 (en) CO2 recovery unit and method therefor
RU2626850C2 (ru) Система сдвоенного потока и способ производства диоксида углерода
US7754102B2 (en) Method for reclaim of carbon dioxide and nitrogen from boiler flue gas
CA2200013C (en) Apparatus and process for recovering basic amine compounds in a process for removing carbon dioxide
EP2643559B1 (en) Heat integration in co2 capture
WO2007012143A1 (en) Recovery of carbon dioxide from flue gases
KR20100022971A (ko) 가스 흐름으로부터 가스 성분을 회수하기 위한 방법 및 흡착 조성물
US9463411B2 (en) Carbon dioxide chemical absorption system installed with vapor recompression equipment
AU2014206161B2 (en) An ammonia stripper for a carbon capture system for reduction of energy consumption
CA2819498C (en) Configurations and methods for gasification plants
MXPA01011573A (es) Recirculacion de hidrogeno y remocion de gas acido utilizando una membrana.
EP2768601B1 (en) Simultaneous high efficiency capture of co2 and h2s from pressurized gas
US20150273386A1 (en) Method and Apparatus for Removing Absorbable Gases from Pressurized Industrial Gases Contaminated with Absorbable Gases, without Supplying Cooling Energy
WO2000057990A1 (en) Method for controlling the co2 content flue gas from thermal power plants and a thermal power plant using the method
KR20130010253A (ko) 산성가스 포집을 위한 탈거장치의 에너지원 재사용 방법
JP2021510621A (ja) エジェクタを用いた費用効率の高いガス精製方法及びシステム
JP7524609B2 (ja) 炭化水素生成システム及び炭化水素生成方法
WO2014038496A1 (ja) Ｃｏ２回収装置および方法
WO2004026445A1 (en) Method and plant for separation of co2 from the exhaust from combustion of carbonaceous material
CN114788983A (zh) 一种低温甲醇洗净化方法及装置
CN116694370A (zh) 一种处理未变换气的低温甲醇洗系统及方法
WO2018200526A1 (en) Process for carbon dioxide recapture with improved energy recapture
Gal et al. Simultaneous high efficiency capture of CO. sub. 2 and H. sub. 2S from pressurized gas
AU2007201677A1 (en) Configurations and methods for improved acid gas removal

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM AZ BY KZ KG MD TJ TM RU