RU2414659C2 - Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа - Google Patents

Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа Download PDF

Info

Publication number
RU2414659C2
RU2414659C2 RU2006115797/06A RU2006115797A RU2414659C2 RU 2414659 C2 RU2414659 C2 RU 2414659C2 RU 2006115797/06 A RU2006115797/06 A RU 2006115797/06A RU 2006115797 A RU2006115797 A RU 2006115797A RU 2414659 C2 RU2414659 C2 RU 2414659C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
fraction
liquid
gaseous
gas
stream
Prior art date
Application number
RU2006115797/06A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2006115797A (ru
Inventor
Мартин ЛАНГ (DE)
Мартин Ланг
Original Assignee
Линде Акциенгезельшафт
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
Family has litigation
First worldwide family litigation filed litigation Critical https://patents.darts-ip.com/?family=36649706&utm_source=google_patent&utm_medium=platform_link&utm_campaign=public_patent_search&patent=RU2414659(C2) "Global patent litigation dataset” by Darts-ip is licensed under a Creative Commons Attribution 4.0 International License.
Application filed by Линде Акциенгезельшафт filed Critical Линде Акциенгезельшафт
Publication of RU2006115797A publication Critical patent/RU2006115797A/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2414659C2 publication Critical patent/RU2414659C2/ru

Links

Images

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0261—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of carbon monoxide
    • 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
    • C01B3/506—Separation of hydrogen or hydrogen containing gases from gaseous mixtures, e.g. purification at low temperatures
    • 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
    • C01B32/40—Carbon monoxide
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0223—H2/CO mixtures, i.e. synthesis gas; Water gas or shifted synthesis gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
    • 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
    • C01B2203/046—Purification by cryogenic separation
    • 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
    • C01B2203/047—Composition of the impurity the impurity being carbon monoxide
    • 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
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2200/00—Processes or apparatus using separation by rectification
    • F25J2200/70—Refluxing the column with a condensed part of the feed stream, i.e. fractionator top is stripped or self-rectified
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/02—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum
    • F25J2205/04—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using simple phase separation in a vessel or drum in the feed line, i.e. upstream of the fractionation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/40—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using hybrid system, i.e. combining cryogenic and non-cryogenic separation techniques
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/60—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using adsorption on solid adsorbents, e.g. by temperature-swing adsorption [TSA] at the hot or cold end
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2205/00—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means
    • F25J2205/80—Processes or apparatus using other separation and/or other processing means using membrane, i.e. including a permeation step
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/04—Mixing or blending of fluids with the feed stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2210/00—Processes characterised by the type or other details of the feed stream
    • F25J2210/42—Nitrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/32—Compression of the product stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/02—Recycle of a stream in general, e.g. a by-pass stream
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2270/00—Refrigeration techniques used
    • F25J2270/90—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration
    • F25J2270/904—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration by liquid or gaseous cryogen in an open loop

Landscapes

  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
  • Carbon And Carbon Compounds (AREA)
  • Crystals, And After-Treatments Of Crystals (AREA)

Abstract

Способ выделения газообразного потока монооксида углерода (СО) в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н2) и СО потока исходных веществ осуществляют путем разделения потока на криогенной газоразделительной установке, его охлаждения за счет косвенного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками и одностадийной парциальной конденсации с последующими низкотемпературным фракционированием в разделительной колонне обогащенного СО, содержащего H2 конденсата, отделенного в сепараторе от обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракции, испарением и/или нагреванием холодных продуктов разделения и сжатием газообразного СО до давления окончательного продукта. Жидкий СО отбирают из куба разделительной колонны и подвергают каскадному расширению, при котором после каждого частичного расширения поток СО разделяют на газообразную фракцию и жидкую фракцию, часть которой направляют на следующую стадию каскадного расширения. Другую часть жидкой фракции испаряют и нагревают и всю газообразную фракцию соответственно только нагревают в теплообменнике за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и в газообразном состоянии подают в компрессор или непосредственно в поток полученного СО. Техническим результатом является повышение экономичности. 2 н. и 19 з.п. ф-лы, 1 ил.

Description

Настоящее изобретение относится к способу выделения газообразного потока монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н2) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения на криогенной газоразделительной установке его охлаждением за счет косвенного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками и одностадийной парциальной конденсацией с последующими низкотемпературным фракционированием в разделительной колонне обогащенного СО, содержащего Н2 конденсата, образовавшегося в результате парциальной конденсации и отделенного в сепараторе от обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракции, испарением и/или нагреванием холодных продуктов разделения и сжатием газообразного СО до давления окончательного продукта с помощью имеющего предпочтительно более одной ступени предназначенного для сжатия СО компрессора. Настоящее изобретение относится также к устройству для выделения газообразного монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н2) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения, содержащему криогенную газоразделительную установку, которая помимо трубопроводов для технологических потоков имеет по меньшей мере один теплообменник, в котором за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками происходят охлаждение и парциальная конденсация исходной газовой смеси, и разделительную колонну, в которой образовавшийся при парциальной конденсации обогащенный СО, содержащий H2 конденсат, отделенный в сепараторе от обогащенной H2, содержащей СО газообразной фракции, подвергается низкотемпературному фракционированию, а также содержащему имеющий предпочтительно более одной ступени компрессор для сжатия газообразного СО до давления окончательного продукта.
Используя различные производственные методы, такие, например, как конверсия с водяным паром или частичное окисление, из содержащих углеводороды исходных веществ, таких как природный газ, сжиженный газ, нафта, тяжелое масло или уголь, получают так называемый синтез-газ, состоящий преимущественно из Н2 и СО, а также содержащий метан (СН4), воду (Н2О), диоксид углерода (СО2) и другие компоненты, такие, например, как азот и аргон. Из такого синтез-газа путем его очистки и разделения выделяют прежде всего СО и Н2 в качестве продуктов, которые находят самое разнообразное промышленное применение.
Для отделения и очистки обоих компонентов синтез-газа Н2 и СО на промышленных установках используют прежде всего криогенные методы. Необходимой предпосылкой, которой определяется применимость таких процессов, является отсутствие в подаваемом на криогенную газоразделительную установку потоке исходных веществ воды, СО2 и других соединений, которые при низких температурах приводили бы к образованию твердых веществ, которые в свою очередь могут закупоривать теплообменники. По этой причине синтез-газ подвергают состоящей из нескольких стадий очистке, при которой в промывателе для удаления СО2 из синтез-газа удаляют преобладающую часть нежелательных веществ. Для удаления остаточных компонентов синтез-газ подвергают очистке в последующем адсорбере.
Используемые в промышленности криогенные методы отделения и очистки основных компонентов синтез-газа в зависимости от состава разделяемого потока исходных веществ и требуемой чистоты продуктов различаются между собой своим типом (процесс конденсации или удаление метана путем промывки синтез-газа) и сложностью реализации. При необходимости, например, выделения из потока исходных веществ, полученного в результате газификации тяжелого масла путем его частичного окисления и состоящего после сушки и удаления диоксида углерода примерно на 50% из СО, соответственно Н2 и на 0,2% из метана, монооксида углерода в качестве продукта, удовлетворяющего требованиям производства уксусной кислоты, вполне достаточно использовать метод одностадийной конденсации с последующим отделением Н2, поскольку одно лишь удаление водорода из газовой смеси уже позволяет получить в качестве требуемого продукта СО с чистотой более 99%. Поэтому необходимость в дополнительном отделении СН4 от газовой смеси отсутствует.
При осуществлении этого метода поток исходных веществ подают на криогенную газоразделительную установку (аппараты и технологическое оборудование которой обычно помещают в теплоизолированный кожух) и путем косвенного противоточного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками охлаждают до наступления парциальной конденсации, в результате которой образуются обогащенная монооксидом углерода жидкая фракция и обогащенная водородом газообразная фракция, которые затем разделяют в сепараторе. Обогащенную монооксидом углерода жидкую фракцию, все еще содержащую некоторое количество растворенного в ней водорода, подают затем в разделительную колонну (например, в стриппинг-колонну для удаления Н2), в которой практически полностью отделяют Н2 и в кубе которой получают в результате жидкий монооксид углерода требуемой чистоты.
Для обеспечения в сепараторе необходимой для парциальной конденсации температуры в DE 4325513 на с.3, строки 16-26, описан дополнительный контур циркуляции СО, в каковом контуре часть потока полученного в качестве продукта СО отбирают из предназначенного для сжатия СО компрессора с его стороны нагнетания и возвращают в криогенную газоразделительную установку. Такой контур циркуляции СО, в котором наряду с дополнительным сепаратором предусмотрен также турбодетандер, имеет исключительно сложную и поэтому дорогостоящую конструкцию и снижает экономическую эффективность всего технологического процесса.
Из уровня техники, например, из публикации "Fortschritte bei der Н2/СО-Tieftemperaturzerlegung (R. Berninger, Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft, №62, 1988, cc.18-32) известно также, что жидкий монооксид углерода можно отбирать из куба предназначенной для удаления Н2 стриппинг-колонны и подвергать расширению, которое сопровождается производством холода. В результате расширения монооксида углерода, при котором часть жидкого монооксида углерода переходит в газовую фазу, его температура понижается до уровня, достаточно низкого для того, чтобы при косвенном теплообмене (с другими нагреваемыми технологическими потоками) охладить поток исходных веществ до необходимой температуры. Расширенный жидкий СО вследствие теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками полностью испаряется и нагревается. Затем давление монооксида углерода повышают компрессором до необходимого уровня, после чего монооксид углерода отбирают в качестве продукта из установки.
Для максимально возможного повышения экономичности процесса разделения потока исходных веществ методом конденсации поток жидкого монооксида углерода разделяют на по меньшей мере два отдельных потока, а компрессор СО в некоторых случаях выполняют многоступенчатым. Каждый из отдельных потоков монооксида углерода подвергают расширению, которое сопровождается производством холода, и после испарения и нагревания подают в газообразном состоянии в другую ступень компрессора с его стороны всасывания. Один из отдельных потоков монооксида углерода можно, если это позволяет степень сжатия, расширять до давления окончательно полученного СО и непосредственно вводить в него. Объем каждого из отдельных потоков монооксида углерода определяется необходимостью подачи максимально большей части СО в газообразном состоянии в компрессор с повышенным до максимально возможного уровня давлением, чтобы мощность компрессора можно было снизить до минимальной. Одновременно с этим необходимо обеспечить наличие достаточного количества жидкого монооксида углерода с низким давлением для возможности охлаждения потока исходных веществ до требуемой температуры.
В основу настоящего изобретения была положена задача разработать способ указанного в начале описания типа, который позволял бы повысить по сравнению с уровнем техники экономичность получения СО в соответствии с рассмотренным выше принципом.
Поставленная в изобретении задача в отношении способа указанного в начале описания типа согласно изобретению решается благодаря тому, что жидкий СО отбирают из куба разделительной колонны и подвергают каскадному расширению, при котором после каждого частичного расширения поток СО разделяют на газообразную фракцию и жидкую фракцию, часть которой направляют на следующую стадию каскадного расширения и подвергают на ней расширению до давления меньшего уровня, а другую часть жидкой фракции испаряют и нагревают и всю газообразную фракцию соответственно только нагревают в по меньшей мере одном теплообменнике за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и в газообразном состоянии подают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно в поток полученного СО.
В предпочтительном варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа каждый из потоков СО в газообразном состоянии подают с отдельных стадий процесса каскадного расширения в предназначенный для сжатия СО компрессор на вход соответствующей другой его ступени и одновременно подают каждый из подаваемых на вход соответствующей ступени предназначенного для сжатия СО компрессора газообразных потоков СО с соответствующей другой стадии процесса каскадного расширения.
На первой стадии каскадного расширения расширению подвергают весь отбираемый из куба разделительной колонны поток жидкого СО. Образующаяся при этом газожидкостная смесь охлаждается в результате эффекта Джоуля-Томсона и разделяется в сепараторе на жидкую и газообразную фракции. Газообразную фракцию и по меньшей мере часть жидкой фракции нагревают за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками (что сопровождается испарением жидкой фракции) и подают на вход одной из ступеней предназначенного для сжатия СО компрессора. При необходимости отбора окончательно полученного СО с меньшим давлением, т.е. при наличии перепада давлений между СО, отбираемым из куба разделительной колонны, и отбираемым окончательно полученным СО, в другом варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа на первой стадии каскадного расширения давление СО предпочтительно снижать до уровня, при котором СО после испарения и/или нагревания можно в газообразном состоянии без дополнительного сжатия вводить в отбираемый в качестве окончательного продукта СО. При этом исходно предполагается, что испарение СО возможно при высоком давлении за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и что имеется достаточное для подачи на последующие стадии каскадного расширения количество жидкого СО, чтобы синтез-газ можно было охладить до необходимой температуры.
При работе разделительной колонны при низком давлении в одном из вариантов осуществления предлагаемого в изобретении способа часть жидкого СО непосредственно отбирают из куба колонны без расширения, испаряют, нагревают и подают в предназначенный для сжатия СО компрессор либо непосредственно вводят в поток окончательно полученного СО.
Каскадный процесс расширения СО целесообразно продолжать до тех пор, пока давление СО, уровня которого СО достигает в результате его расширения на последней стадии каскадного расширения, не сравняется с давлением, которое СО должен иметь на входе в первую ступень предназначенного для сжатия СО компрессора (с учетом потерь давления в теплообменниках и трубопроводах). На этой последней стадии каскадного расширения температура СО достигает наименьшего во всем расширительном каскаде уровня.
Для испарения и нагревания жидких и нагревания газообразных фракций СО, выходящих с каждой из стадий процесса каскадного расширения и подаваемых в предназначенный для сжатия СО компрессор, их во избежание неправильного распределения предпочтительно раздельно подавать в теплообменник, предпочтительно пластинчатого типа, и перемешивать уже непосредственно в нем. При этом испарение жидкой фракции СО и нагрев газообразной фракции СО происходят при совместном их прохождении через теплообменник за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. В принципе нагревать газообразную и испарять, и нагревать жидкую фракции можно и путем раздельного их пропускания через теплообменник, что, однако, требует применения более сложного и соответственно более дорогого оборудования.
Количество жидкого СО, в котором его требуется подавать с одной стадии каскадного расширения на следующую его стадию, зависит от температуры, до которой требуется охлаждать поток исходных веществ. В соответствии с кривой охлаждения потока исходных веществ на отдельные стадии процесса каскадного расширения, на каждой из которых давление ниже, чем на соответствующей предшествующей стадии процесса каскадного расширения, жидкий СО подают только в таком количестве, которое требуется для обеспечения необходимой температуры в сепараторе. Основное преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в том, что образующиеся при расширении жидкого СО газообразные фракции, которые по сравнению с жидкими фракциями, которые требуется испарять, вносят лишь незначительный вклад в охлаждение потока исходных веществ, всегда подают в компрессор с давлением максимально возможного уровня, что позволяет минимизировать расход потребляемой компрессором энергии.
Для повышения выхода СО в другом варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа образующуюся в процессе парциальной конденсации обогащенную Н2, содержащую СО газообразную фракцию отбирают из сепаратора, нагревают за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и подают в не входящий в состав криогенной газоразделительной установки блок мембранного разделения, который достаточно хорошо известен специалистам в данной области и в котором от газовой смеси практически полностью отделяют в виде так называемого пермеата водород. Остаточную смесь СО/Н2 (концентрат или так называемый ретентат) возвращают для повышения выхода СО на криогенную газоразделительную установку.
На криогенной газоразделительной установке концентрат мембранного процесса разделения нагревают предпочтительно за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками, и подают непосредственно в разделительную колонну, которая предпочтительно выполнена в виде стриппинг-колонны для удаления Н2 и в кубе которой концентрат остается после удаления из него водорода и увеличивает количество жидкого СО с чистотой, которую должен иметь окончательный продукт. При этом можно отказаться от применения дополнительного сепаратора, описанного, например, в упомянутой выше публикации DE 4325513.
При выделении потока исходных веществ из синтез-газа путем его очистки в адсорбере в следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа по меньшей мере часть концентрата мембранного процесса разделения используют для регенерации адсорбентов в адсорбере. Для получения чистого водорода поток концентрата предпочтительно очищать на последующей адсорбционной установке переменного давления и лишь после этого отбирать из производственной установки в качестве окончательного продукта.
Из верха разделительной колонны отбирают обогащенный Н2, содержащий СО газ (так называемый дроссельный газ), чистота которого, однако, не отвечает требованиям, которые обычно предъявляются к чистоте водорода-продукта. Поэтому согласно изобретению дроссельный газ нагревают за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, предпочтительно вводят в поступающий из блока мембранного разделения пермеат и подвергают очистке на последующей адсорбционной установке переменного давления, доводя таким путем качество дроссельного газа до качества, которым должен обладать Н2 как окончательный продукт, и повышая в результате выход Н2.
Давление дроссельного газа в том случае, когда его недостаточно для введения дроссельного газа в пермеат, целесообразно повышать с помощью компрессора до требуемого уровня.
Для регенерации адсорбентов в адсорбере через них в направлении, противоположном направлению потока очищаемого исходного газа, пропускают регенерирующий газ. При этом вещества, адсорбированные ранее из исходной газовой смеси в цикле ее очистки, десорбируются регенерирующим газом и выходят вместе с ним из адсорбера. После регенерации адсорбенты становятся вновь пригодны для очистки исходного газа.
Несмотря на высокую селективность используемых адсорбентов ими тем не менее наряду с нежелательными веществами из исходного газа адсорбируется и удаляется также СО, хотя и в небольших количествах. Если парциальное давление монооксида углерода в регенерирующем газе ниже, чем в исходном газе, то при регенерации адсорбентов часть адсорбированного СО десорбируется. Поскольку в последующем цикле адсорбции (очистки исходного газа) СО вновь адсорбируется из исходного газа, проводимая таким путем регенерация адсорбентов может привести к колебаниям состава поступающего на криогенную газоразделительную установку потока исходных веществ, а следовательно, и к колебаниям количества отбираемого из производственной установки продукта.
Когда исходным газом является синтез-газ, указанные выше негативные явления при использовании подобной технологии проявляются особенно ярко, поскольку содержание СО в выходящем из блока мембранного разделения пермеате, составляющее около 1,5 мол.%, гораздо ниже, чем содержание СО в синтез-газе. Поэтому в одном из вариантов осуществления предлагаемого в изобретении способа содержащий СО дроссельный газ (с содержанием СО около 20 мол.%) перед его введением в пермеат предлагается использовать для предварительного насыщения адсорбентов монооксидом углерода с целью уменьшить таким путем количество адсорбируемого из потока исходных веществ СО при "переключении" адсорбентов в адсорбере с цикла регенерации на цикл адсорбции.
При высоком давлении потока исходных веществ и при высоком содержании в нем СО производимого в результате эффекта Джоуля-Томсона холода вполне достаточно для покрытия потребности криогенной газоразделительной установки в нем. При низком давлении исходного газа и/или при низком содержании в нем СО в технологический процесс необходимо вводить дополнительное количество холода.
В следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа для покрытия потребности криогенной газоразделительной установки в холоде предлагается подавать извне производственной установки жидкий азот, испарять его за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, нагревать и затем сбрасывать в атмосферу. Перед сбросом в атмосферу азот предпочтительно использовать для продувки так называемого теплоизолированного кожуха, в котором размещена криогенная газоразделительная установка.
В том же случае, когда потребность криогенной газоразделительной установки в холоде значительно превышает количество производимого в результате эффекта Джоуля-Томсона холода, т.е. когда потребность в подаче жидкого азота извне производственной установки очень высока, жидкий N2 целесообразно пропускать через теплообменник, интегрированный в тот же сепаратор, в котором разделяют газожидкостную смесь, образовавшуюся после одностадийной парциальной конденсации потока исходных веществ. За счет теплообмена с жидким азотом обогащенная Н2, содержащая СО газообразная фракция дополнительно охлаждается, и из нее конденсируется часть содержащегося в ней СО, выход которого благодаря этому при проведении одностадийного процесса парциальной конденсации повышается.
При выделении потока исходных веществ из синтез-газа предусматривают использование промывателя для удаления СО2, в котором синтез-газ подвергают грубой очистке от примесей. При необходимости выделения из синтез-газа водорода-продукта со столь высоким давлением, при котором отсутствует необходимый для работы блока мембранного разделения перепад давлений, в следующем варианте осуществления предлагаемого в изобретении способа для регенерации адсорбентов используют предварительно нагретую за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками Н2-фракцию, которую отбирают из сепаратора, в котором происходит разделение образующейся после парциальной конденсации потока исходных веществ газожидкостной смеси, и которую затем очищают на адсорбционной установке переменного давления до качества, которым должен обладать водород как окончательный продукт. Содержащий СО остаточный газ, выходящий из адсорбционной установки переменного давления, возвращают компрессором (циркуляционным компрессором) в точке перед промывателем для удаления СО2 и вводят в поток синтез-газа. При такой технологии в точке перед промывателем для удаления СО2 предпочтительно возвращать в цикл и дроссельный газ из разделительной колонны после его нагрева за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. Поскольку давление дроссельного газа обычно значительно превышает давление остаточного газа, выходящего из адсорбционной установки переменного давления, дроссельный газ предпочтительно возвращать в цикл путем подачи в промежуточной точке между ступенями циркуляционного компрессора (если он выполнен многоступенчатым). Благодаря этому выход H2 и СО при реализации предлагаемого в изобретении способа возрастает почти до 100%.
В отношении устройства указанного в начале описания типа поставленная в изобретении задача решается благодаря тому, что между кубом разделительной колонны, выполненной предпочтительно в виде стриппинг-колонны для удаления Н2, и холодной стороной теплообменника предусмотрен предназначенный для каскадного расширения отбираемого из куба разделительной колонны жидкого СО расширительный каскад, каждая из ступеней которого имеет регулируемый дроссельный орган и сепаратор для разделения газожидкостной смеси, образующейся при расширении жидкого СО при его прохождении через дроссельный орган, и отдельные ступени которого соединены между собой таким образом, что обеспечивается возможность подачи части жидкой фракции из сепаратора в следующую ступень расширительного каскада и подачи остальной части жидкой фракции и всей газообразной фракции при соответствующей температуре в теплообменник предпочтительно с его холодной стороны, в котором за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками жидкая фракция испаряется и нагревается, а газообразная фракция соответственно только нагревается, после чего они в газообразном состоянии поступают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно подаются в поток полученного СО.
Расширительный каскад предпочтительно должен состоять по меньшей мере из двух и максимум из n+1 ступеней, где n соответствует количеству ступеней предназначенного для сжатия СО компрессора. По меньшей мере при выполнении расширительного каскада из n+1 ступеней выходящий с первой его ступени СО в газообразном состоянии без дополнительного сжатия вводят в поток отбираемого в качестве окончательного продукта СО.
Согласно изобретению распределение жидкого СО по ступеням расширительного каскада можно регулировать с помощью дроссельных органов таким образом, чтобы обеспечить охлаждение потока исходных веществ до необходимой температуры и одновременно минимизировать расход потребляемой компрессором энергии.
При наличии между обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракцией, полученной в результате парциальной конденсации потока исходных веществ, и отбираемым в качестве продукта водородом достаточно большого перепада давлений для повышения выхода СО предлагаемое в изобретении устройство целесообразно снабдить расположенным вне криогенной газоразделительной установки блоком мембранного разделения, который позволяет практически полностью отделять водород от обогащенных Н2, содержащих СО газообразных фракций, полученных при парциальной конденсации потока исходных веществ и нагретых за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками. Оставшуюся смесь CO/H2 (концентрат) для повышения выхода СО можно возвращать на криогенную газоразделительную установку. При наличии адсорбера для получения потока исходных веществ (например, из синтез-газа) отделенный в блоке мембранного разделения водород (пермеат) предпочтительно использовать в дальнейшем для регенерации им адсорбентов адсорбера.
В следующем варианте выполнения предлагаемого в изобретении устройства в нем предусмотрен компрессор, который позволяет повышать давление отбираемого из верха разделительной колонны, нагреваемого за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками обогащенного Н2, содержащего СО так называемого дроссельного газа до уровня, при котором его можно вводить в пермеат.
При отсутствии достаточно большого перепада давлений между полученными в результате парциальной конденсации, обогащенными Н2, содержащими СО газообразными фракциями и отбираемым в качестве продукта водородом и при необходимости получения не только СО, но и чистого водорода в качестве продукта предлагаемое в изобретении устройство предпочтительно снабдить адсорбционной установкой переменного давления (АУПД), которая позволяет очищать в ней поступающую из криогенной газоразделительной установки Н2-фракцию. При предварительном пропускании разделяемого газа до его подачи в качестве потока исходных веществ на криогенную газоразделительную установку через промыватель для удаления СО2 целесообразно предусмотреть возможность возврата содержащего СО остаточного газа из АУПД, а также обогащенного Н2, содержащего СО дроссельного газа в поток исходного газа в точке перед промывателем для удаления СО2. Для этого предлагаемое в изобретении устройство снабжено компрессором, который позволяет повышать давление остаточного газа из АУПД и давление дроссельного газа до необходимого для их возврата в цикл уровня.
Ниже изобретение более подробно рассмотрено на примере одного из вариантов его возможного осуществления со ссылкой на прилагаемый к описанию чертеж.
Рассмотренный ниже вариант осуществления изобретения относится к способу криогенного выделения СО и Н2 в качестве продуктов из потока синтез-газа с использованием предназначенного для сжатия монооксида углерода компрессора с тремя ступенями для повышения давления СО до уровня, который должен иметь окончательно полученный СО. Содержание СН4 в синтез-газе настолько мало, что CH4 можно не удалять из окончательно полученного СО.
Из газогенератора G полученный в нем синтез-газ поступает по трубопроводу 1 в промыватель W для удаления СО2, где синтез-газ очищают от преобладающей части содержащегося в нем СО2, а также от воды и иных нежелательных примесей. Предварительно очищенный синтез-газ затем подают по трубопроводу 2 в адсорбер А, в котором из синтез-газа удаляют еще присутствующие в нем в остаточных количествах воду и СО2. Далее очищенный синтез-газ подают в виде потока исходных веществ по трубопроводу 3 на помещенную в теплоизолированный кожух СВ криогенную газоразделительную установку, на которой синтез-газ подвергают охлаждению сначала в теплообменнике Е1, а затем в теплообменнике Е2, в который синтез-газ подают по трубопроводу 4. В теплообменнике Е2 в результате происходящей в нем конденсации из потока исходных веществ образуется смесь фаз, которую по трубопроводу 5 подают в сепаратор D1, в котором ее разделяют на состоящую преимущественно из СО жидкую фракцию и обогащенную водородом содержащую СО газообразную фракцию. Количество жидкой фракции в сепараторе D1 возрастает в результате происходящей в теплообменнике Е3 конденсации СО из газообразной фракции. Теплообменник Е3 интегрирован в сепаратор D1 и охлаждается жидким азотом, подаваемым извне установки по трубопроводу 6. По трубопроводам 7 и 8 азот подают в теплообменники Е2 и Е1, в которых он нагревается за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, и затем по трубопроводу 9 выводят из установки, сбрасывая в атмосферу.
Обогащенную СО жидкую фракцию подают из сепаратора D1 по трубопроводу 10 через клапан d в верхнюю часть предназначенной для удаления Н2 стриппинг-колонны Т, где из этой жидкой фракции удаляют преобладающую часть еще растворенного в ней водорода. Обогащенная СО жидкость, качество которой уже соответствует качеству, которое должен иметь окончательный продукт, скапливается в кубе стриппинг-колонны Т и из него подается по трубопроводу 11 в расширительный каскад. Стриппинг-колонна Т нагревается интегрированным в теплообменник Е2 кипятильником, с которым она соединена трубопроводами 12 и 13.
Весь поток жидкого СО расширяют в дросселе а, при прохождении которого СО расширяется до давления на выходе из ступени среднего давления, имеющейся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого происходит охлаждение потока и частичное его превращение в газ. Газожидкостную смесь подают затем по трубопроводу 14 в сепаратор D2 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Часть жидкой фракции и всю газообразную фракцию отбирают из сепаратора D2 по трубопроводам 15 и 16 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 15 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 16. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 17 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 18 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 на выход его ступени среднего давления, смешивают с СО из двух первых ступеней компрессора С1 и сжимают до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.
Другую часть жидкой фракции подают из сепаратора D2 по трубопроводу 20 в дроссель b, при прохождении которого СО расширяется до давления на выходе из ступени низкого давления, имеющейся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого также происходит охлаждение потока и частичное его превращение в газ. Газожидкостную смесь подают далее по трубопроводу 21 в сепаратор D3 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Часть жидкой фракции и всю газообразную фракцию отбирают из сепаратора D3 по трубопроводам 22 и 23 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 22 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 23. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 24 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 25 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 на выход его ступени низкого давления, смешивают с СО из первой ступени компрессора С1, сжимают в ступени среднего давления до давления среднего уровня и в завершение вместе с потоком 18 газообразного СО подвергают сжатию в последней ступени компрессора до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.
На последней ступени расширительного каскада остальную жидкую фракцию подают из сепаратора D3 по трубопроводу 26 в дроссель с, при прохождении которого СО расширяется до давления всасывания на входе в ступень низкого давления, имеющуюся у предназначенного для сжатия СО компрессора С1 (с учетом потерь давления в теплообменниках Е1 и Е2, а также в трубопроводах), и при прохождении которого производится максимальный холод для холодной стороны теплообменника Е2. Газожидкостную смесь подают далее по трубопроводу 27 в сепаратор D4 и разделяют в нем на жидкую и газообразную фракции. Всю жидкую и газообразную фракции отбирают из сепаратора D4 по трубопроводам 28 и 29 и подают к холодной стороне теплообменника Е2, где жидкая фракция 28 испаряется и нагревается вместе с газообразной фракцией 29. Поток уже полностью газообразного СО подают по трубопроводу 30 в теплообменник Е1, нагревают в нем до еще более высокой температуры, подают по трубопроводу 31 в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 с его стороны всасывания на вход его ступени низкого давления, сжимают в ней до давления низкого уровня, и вместе с двумя другими потоками 25 и 18 СО сжимают в двух последующих ступенях компрессора до давления, которое должен иметь окончательно полученный СО, который отбирают из установки по трубопроводу 19.
В каждую из обеих ступеней более низкого давления жидкость подают только в таком количестве, которое необходимо для охлаждения потока 5 исходных веществ в теплообменнике Е2 до требуемой температуры. За счет каскадного расширения потока 11 жидкого СО образующиеся на отдельных стадиях каскадного расширения газообразные фракции всегда поступают в предназначенный для сжатия СО компрессор С1 с давлением максимально высокого уровня. Благодаря этому значительно снижается по сравнению с уровнем техники расход энергии, потребляемой предназначенным для сжатия СО компрессором.
Обогащенную Н2, содержащую СО газообразную фракцию, образующуюся при парциальной конденсации потока исходных веществ, отбирают из сепаратора D1, нагревают в обоих теплообменниках Е2 и Е1, в которые ее подают по трубопроводам 32 и 33, и по трубопроводу 34 подают в адсорбер А для регенерации адсорбентов. После регенерации адсорбентов газ подают по трубопроводу 35 на адсорбционную установку DA переменного давления, очищают на ней и отбирают по трубопроводу 36 в качестве окончательно полученного Н2.
Содержащий СО остаточный газ из адсорбционной установки DA переменного давления подают по трубопроводу 37 в компрессор С2, сжимают в нем и по трубопроводу 38 вводят в синтез-газ 1 в точке перед промывателем W для удаления CO2.
Из верхней части предназначенной для удаления Н2 стриппинг-колонны Т отбирают так называемый дроссельный газ, который состоит преимущественно из водорода, но чистота которого из-за присутствия в нем монооксида углерода не соответствует чистоте, которую должен иметь окончательный продукт. Дроссельный газ по трубопроводам 39 и 40 последовательно поступает в оба теплообменника Е2 и Е1 и нагревается в них. Затем дроссельный газ подают по трубопроводу 41 в компрессор С2 в промежуточной точке между его ступенями и совместно с остаточным газом 37 из адсорбционной установки DA переменного давления вводят по трубопроводу 38 в синтез-газ 1.

Claims (21)

1. Способ выделения газообразного потока монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (Н2) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения на криогенной газоразделительной установке его охлаждением за счет косвенного теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками и одностадийной парциальной конденсацией с последующими низкотемпературным фракционированием в разделительной колонне обогащенного СО, содержащего Н2 конденсата, образовавшегося в результате парциальной конденсации и отделенного в сепараторе от обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракции, испарением и/или нагреванием холодных продуктов разделения и сжатием газообразного СО до давления окончательного продукта с помощью имеющего предпочтительно более одной ступени предназначенного для сжатия СО компрессора, отличающийся тем, что жидкий СО отбирают из куба разделительной колонны и подвергают каскадному расширению, при котором после каждого частичного расширения поток СО разделяют на газообразную фракцию и жидкую фракцию, часть которой направляют на следующую стадию каскадного расширения и подвергают на ней расширению до давления меньшего уровня, а другую часть жидкой фракции испаряют и нагревают, и всю газообразную фракцию соответственно только нагревают в по меньшей мере одном теплообменнике за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками и в газообразном состоянии подают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно в поток полученного СО.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что на отдельные стадии процесса каскадного расширения, на каждой из которых давление ниже, чем на соответствующей предшествующей стадии процесса каскадного расширения, жидкий СО подают только в таком количестве, которое необходимо для охлаждения потока исходных веществ до требуемой температуры.
3. Способ по п.1, отличающийся тем, что каждый из потоков СО в газообразном состоянии подают с отдельных стадий процесса каскадного расширения в предназначенный для сжатия СО компрессор на вход соответствующей другой его ступени и одновременно подают каждый из подаваемых на вход соответствующей ступени предназначенного для сжатия СО компрессора газообразных потоков СО с соответствующей другой стадии процесса каскадного расширения.
4. Способ по п.1, отличающийся тем, что жидкую фракцию СО с каждой из стадий процесса каскадного расширения подают отдельно от газообразной фракции СО к холодной стороне теплообменника и смешивают в нем с газообразной фракцией СО, после чего при совместном прохождении обеих фракций СО через теплообменник жидкую фракцию СО испаряют и нагревают, а газообразную фракцию СО соответственно только нагревают.
5. Способ по п.1, отличающийся тем, что образующуюся в процессе парциальной конденсации обогащенную H2, содержащую СО газообразную фракцию, отделенную от обогащенной СО, содержащей Н2 жидкой фракции, нагревают за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками.
6. Способ по п.1, отличающийся тем, что отбираемую из верхней части разделительной колонны обогащенную H2, содержащую СО газообразную фракцию (дроссельный газ) нагревают за счет косвенного теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками.
7. Способ по п.1, отличающийся тем, что поток исходных веществ, подаваемый в криогенную газоразделительную установку, выделяют из синтез-газа путем очистки в предназначенном для удаления СО2 промывателе и в адсорбере.
8. Способ по п.7, отличающийся тем, что по меньшей мере часть образующейся в процессе одностадийной парциальной конденсации обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракции, отделенной от обогащенной СО, содержащей Н2 жидкой фракции, после выхода из сепаратора нагревают и используют для регенерации адсорбентов в адсорбере.
9. Способ по п.7, отличающийся тем, что всю газообразную фракцию, выходящую из сепаратора, нагревают и разделяют в блоке мембранного разделения на водородную фракцию и смесь СО/Н2 (концентрат), после чего по меньшей мере часть водородной фракции используют для регенерации адсорбентов в адсорбере, а концентрат после охлаждения за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками подают в разделительную колонну для выделения содержащегося в ней монооксида углерода.
10. Способ по п.7, отличающийся тем, что использованный для регенерации адсорбентов адсорбера и поэтому загрязненный газ подвергают очистке на адсорбционной установке переменного давления и затем отбирают в качестве водорода-продукта.
11. Способ по п.10, отличающийся тем, что остаточный газ из адсорбционной установки переменного давления возвращают в синтез-газ в точке перед предназначенным для удаления СО2 промывателем.
12. Способ по п.1, отличающийся тем, что для покрытия по меньшей мере части технологической потребности в холоде извне производственной установки подают жидкий азот, который испаряют за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками, нагревают и затем сбрасывают в атмосферу.
13. Способ по п.1, отличающийся тем, что жидкий азот испаряют в теплообменнике, интегрированном в сепаратор для разделения образующейся при парциальной конденсации синтез-газа газожидкостной смеси, и благодаря этому конденсируют часть содержащегося в газообразной фракции СО.
14. Устройство для выделения газообразного монооксида углерода в качестве продукта из состоящего преимущественно из водорода (H2) и монооксида углерода (СО) потока исходных веществ путем его разделения, содержащее криогенную газоразделительную установку, которая помимо трубопроводов для технологических потоков имеет по меньшей мере один теплообменник, в котором за счет теплообмена с нагреваемыми технологическими потоками происходят охлаждение и парциальная конденсация исходной газовой смеси, и разделительную колонну, в которой образовавшийся при парциальной конденсации обогащенный СО, содержащий Н2 конденсат, отделенный в сепараторе от обогащенной Н2, содержащей СО газообразной фракции, подвергается низкотемпературному фракционированию, а также содержащее имеющий предпочтительно более одной ступени компрессор для сжатия газообразного СО до давления окончательного продукта, отличающееся тем, что между кубом разделительной колонны, выполненной предпочтительно в виде стриппинг-колонны для удаления Н2, и холодной стороной теплообменника предусмотрен предназначенный для каскадного расширения отбираемого из куба разделительной колонны жидкого СО расширительный каскад, каждая из ступеней которого имеет регулируемый дроссельный орган и сепаратор для разделения газожидкостной смеси, образующейся при расширении жидкого СО при его прохождении через дроссельный орган, и отдельные ступени которого соединены между собой таким образом, что обеспечивается возможность подачи части жидкой фракции из сепаратора в следующую ступень расширительного каскада и подачи остальной части жидкой фракции и всей газообразной фракции при соответствующей температуре в теплообменник предпочтительно с его холодной стороны, в котором за счет теплообмена с охлаждаемыми технологическими потоками жидкая фракция испаряется и нагревается, а газообразная фракция соответственно только нагревается, после чего в газообразном состоянии поступают в предназначенный для сжатия СО компрессор или непосредственно подаются в поток полученного СО.
15. Устройство по п.14, отличающееся тем, что расширительный каскад состоит по меньшей мере из двух и максимум из n+1 ступеней, где n соответствует количеству ступеней предназначенного для сжатия СО компрессора.
16. Устройство по п.14, отличающееся тем, что теплообменник или теплообменники выполнен/выполнены в виде пластинчатого/пластинчатых теплообменника/теплообменников.
17. Устройство по п.14, отличающееся тем, что для выделения водорода из образующейся при парциальной конденсации обогащенной Н2, содержащей СО газовой смеси оно снабжено блоком мембранного разделения, который не является частью криогенной газоразделительной установки.
18. Устройство по п.14, отличающееся тем, что для выделения водорода в качестве продукта оно снабжено адсорбционной установкой переменного давления, которая не является частью криогенной газоразделительной установки.
19. Устройство по п.14, отличающееся тем, что сепаратор, предназначенный для разделения образующейся при одностадийной парциальной конденсации газожидкостной смеси, снабжен теплообменником, который охлаждается подаваемым извне производственной установки жидким азотом.
20. Устройство по п.19, отличающееся тем, что теплообменник представляет собой змеевиковый теплообменник.
21. Устройство по п.19, отличающееся тем, что теплообменник представляет собой пластинчатый теплообменник.
RU2006115797/06A 2005-05-10 2006-05-10 Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа RU2414659C2 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE102005021530.0 2005-05-10
DE102005021530A DE102005021530A1 (de) 2005-05-10 2005-05-10 Verfahren und Vorrichtung zur Gewinnung von Produkten aus Synthesegas

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2006115797A RU2006115797A (ru) 2008-01-27
RU2414659C2 true RU2414659C2 (ru) 2011-03-20

Family

ID=36649706

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2006115797/06A RU2414659C2 (ru) 2005-05-10 2006-05-10 Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа

Country Status (6)

Country Link
EP (1) EP1724542B1 (ru)
CN (1) CN1907849B (ru)
AT (1) ATE548618T1 (ru)
DE (1) DE102005021530A1 (ru)
PL (1) PL1724542T3 (ru)
RU (1) RU2414659C2 (ru)

Families Citing this family (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7819951B2 (en) † 2007-01-23 2010-10-26 Air Products And Chemicals, Inc. Purification of carbon dioxide
EP1964810A3 (en) * 2007-01-29 2009-02-18 L'AIR LIQUIDE, Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude Hydrogen, carbon monoxide, and N2 recovery from Low BTU gases
FR2930332A1 (fr) * 2008-04-18 2009-10-23 Air Liquide Procede et appareil de separation cryogenique d'un melange d'hydrogene et de monoxyde de carbone
US8163809B2 (en) 2009-11-30 2012-04-24 L'air Liquide Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Process for decreasing or eliminating unwanted hydrocarbon and oxygenate products caused by Fisher Tropsch Synthesis reactions in a syngas treatment unit
US8168687B2 (en) 2009-11-30 2012-05-01 L'air Liquide Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Process for decreasing or eliminating unwanted hydrocarbon and oxygenate products caused by Fisher Tropsch synthesis reactions in a syngas treatment unit
US8202914B2 (en) * 2010-02-22 2012-06-19 L'air Liquide Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Process for decreasing or eliminating unwanted hydrocarbon and oxygenate products caused by Fisher Tropsch Synthesis reactions in a syngas treatment unit
CN102261811A (zh) * 2011-06-22 2011-11-30 杭州中泰深冷技术股份有限公司 深冷分离一氧化碳和氢气的装置
CN102963944B (zh) * 2011-08-30 2014-09-03 中国石油化工股份有限公司 一种co变换冷凝液汽提塔
DE102015009562A1 (de) * 2015-07-23 2017-01-26 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Erzeugung eines Gasprodukts
DE102015013436A1 (de) * 2015-10-15 2017-04-20 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zur Bereitstellung eines kohlenmonoxidreichen Produktstroms
CN106379899A (zh) * 2016-08-30 2017-02-08 成都赛普瑞兴科技有限公司 一种合成气制取一氧化碳和氢气的方法
FR3057942B1 (fr) * 2016-10-21 2019-12-27 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Procede et appareil de separation cryogenique d’un gaz de synthese par condensation partielle
DE102016013753A1 (de) * 2016-11-18 2018-05-24 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Synthesegaszerlegung mittels Sauergaswäsche und kryogenem Trennprozess
CN107490244B (zh) * 2017-07-27 2023-05-30 四川蜀道装备科技股份有限公司 一种低功耗co深冷分离系统及其分离方法

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IN160585B (ru) * 1983-02-14 1987-07-18 Exxon Research Engineering Co
DE3313171A1 (de) * 1983-04-12 1984-10-18 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren und vorrichtung zur gewinnung von rein-co
DE3408760A1 (de) * 1984-03-09 1985-09-12 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur gewinnung von c(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen
DE4325513A1 (de) * 1993-06-17 1994-12-22 Linde Ag Verfahren zur Gewinnung eines hochreinen Kohlenmonoxid-Produktstromes und eines Wasserstoff-Produktstromes
FR2780391B1 (fr) * 1998-06-26 2000-10-20 Air Liquide Procede de production de monoxyde de carbone

Also Published As

Publication number Publication date
CN1907849A (zh) 2007-02-07
ATE548618T1 (de) 2012-03-15
EP1724542B1 (de) 2012-03-07
DE102005021530A1 (de) 2006-11-23
PL1724542T3 (pl) 2012-08-31
CN1907849B (zh) 2011-03-30
EP1724542A1 (de) 2006-11-22
RU2006115797A (ru) 2008-01-27

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2414659C2 (ru) Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа
RU2397412C2 (ru) Способ и устройство для выделения продуктов из синтез-газа
KR101370783B1 (ko) 이산화탄소 정제 방법
US9103584B2 (en) Carbon dioxide capture and liquefaction
AU745739B2 (en) Autorefrigeration separation of carbon dioxide
CN101098826B (zh) 联合生产氢和二氧化碳的方法和设备
RU2730344C1 (ru) Извлечение гелия из природного газа
SU1358794A3 (ru) Способ получени окиси углерода
US5100447A (en) Argon recovery from partial oxidation based ammonia plant purge gases
JP3917198B2 (ja) 一酸化炭素の製造方法及びその製造プラント
JPS581350B2 (ja) 気体酸素製造法及び該製造法実施用低温プラント
JPH0639230A (ja) アルゴン−酸素−炭素除去プロセス廃ガスからのアルゴンを回収する方法
JPS5939671B2 (ja) 空気分離方法及び装置
US3653220A (en) Process for helium recovery and purification
US20240019205A1 (en) Facility for producing gaseous methane by purifying biogas from landfill, combining membranes and cryogenic distillation for landfill biogas upgrading
US3740962A (en) Process of and apparatus for the recovery of helium from a natural gas stream
US3886756A (en) Separation of gases
JP4708017B2 (ja) 合成ガスを分別・精製するためのプラントユニットおよび方法
CA1105369A (en) Recovery of hydrogen and ammonia from purge gas
RU2069293C1 (ru) Криогенный способ получения азота из воздуха
CN109963810B (zh) 使用酸性气体洗涤和低温分离工艺进行合成气分馏的方法和装置
RU2225971C1 (ru) Способ разделения попутного нефтяного газа
RU2576428C1 (ru) Способ комплексной переработки природного углеводородного газа с повышенным содержанием азота
RU2778187C2 (ru) Способ и устройство для криогенного разделения синтез-газа, включающие этап отделения азота
RU2645105C1 (ru) Способ подготовки углеводородного газа и установка для его осуществления