UA126249C2 - Система і спосіб виробництва синтез-газу - Google Patents

Система і спосіб виробництва синтез-газу Download PDF

Info

Publication number
UA126249C2
UA126249C2 UAA202004179A UAA202004179A UA126249C2 UA 126249 C2 UA126249 C2 UA 126249C2 UA A202004179 A UAA202004179 A UA A202004179A UA A202004179 A UAA202004179 A UA A202004179A UA 126249 C2 UA126249 C2 UA 126249C2
Authority
UA
Ukraine
Prior art keywords
gas
synthesis gas
specified
catalyst
post
Prior art date
Application number
UAA202004179A
Other languages
English (en)
Inventor
Пітер Молгаард Мортенсен
Питер Молгаард Мортенсен
Кім Осберг-Петерсен
Ким Осберг-Петерсен
Original Assignee
Хальдор Топсьое А/С
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 Хальдор Топсьое А/С filed Critical Хальдор Топсьое А/С
Publication of UA126249C2 publication Critical patent/UA126249C2/uk

Links

Classifications

    • 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
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C01B3/38—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents using catalysts
    • C01B3/382—Multi-step processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0006—Controlling or regulating processes
    • B01J19/0013—Controlling the temperature of the process
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/245—Stationary reactors without moving elements inside placed in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K3/00—Modifying the chemical composition of combustible gases containing carbon monoxide to produce an improved fuel, e.g. one of different calorific value, which may be free from carbon monoxide
    • C10K3/02—Modifying the chemical composition of combustible gases containing carbon monoxide to produce an improved fuel, e.g. one of different calorific value, which may be free from carbon monoxide by catalytic treatment
    • C10K3/026—Increasing the carbon monoxide content, e.g. reverse water-gas shift [RWGS]
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00002—Chemical plants
    • B01J2219/00027—Process aspects
    • B01J2219/0004—Processes in series
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00121—Controlling the temperature by direct heating or cooling
    • B01J2219/00123—Controlling the temperature by direct heating or cooling adding a temperature modifying medium to the reactants
    • 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
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0205—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step
    • C01B2203/0227—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0233—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being a steam reforming step
    • 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
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0205—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step
    • C01B2203/0227—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0244—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being an autothermal reforming step, e.g. secondary reforming processes
    • 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
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/025—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step
    • C01B2203/0255—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step containing a non-catalytic partial oxidation step
    • 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
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/025—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step
    • C01B2203/0261—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step containing a catalytic partial oxidation step [CPO]
    • 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
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0283—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a CO-shift step, i.e. a water gas shift step
    • 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
    • C01B2203/0405—Purification by membrane 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
    • C01B2203/0415—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
    • C01B2203/042—Purification by adsorption on solids
    • C01B2203/043—Regenerative adsorption process in two or more beds, one for adsorption, the other for regeneration
    • 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
    • C01B2203/08—Methods of heating or cooling
    • C01B2203/0805—Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0866—Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas by combination of different heating methods
    • 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
    • C01B2203/10—Catalysts for performing the hydrogen forming reactions
    • C01B2203/1041—Composition of the catalyst
    • C01B2203/1047—Group VIII metal catalysts
    • 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
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1205—Composition of the feed
    • C01B2203/1211—Organic compounds or organic mixtures used in the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1235—Hydrocarbons
    • 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
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1276—Mixing of different feed components
    • C01B2203/1282—Mixing of different feed components using static mixers

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Винахід стосується системи для виробництва синтез-газу, яка містить: реактор для виробництва синтез-газу, призначений для виробництва першого синтез-газу з потоку вуглеводневої сировини; пост-конвертер, що містить оболонку, в якій розміщений каталізатор, причому каталізатор є активним для каталізу реакцій парового метанового риформінгу, метанування та реакції зворотної конверсії водяного газу; пост-конвертер, який містить трубопровід для подачі потоку газу, збагаченого CO2, в зону змішування пост-конвертера, де потік газу, збагачений CO2, в трубопроводі вище за потоком зони змішування, знаходиться в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає над каталізатором, нижче за потоком зони змішування; де система додатково містить трубу для подачі щонайменше частини першого синтез-газу з реактора генерування синтез-газу в зону змішування пост-конвертера, тим самим об'єднуючи щонайменше частину першого синтез-газу та потік газу, збагачений CO2, до змішаного газу, причому зона змішування знаходиться вище за потоком каталізатора; причому пост-конвертер додатково містить вихідний отвір для виведення продукту синтез-газу з пост-конвертера. Винахід також стосується відповідного способу.

Description

Галузь техніки, до якої належить винахід
Представлений винахід стосується системи виробництва синтез-газу. Винахід також стосується способу виробництва синтез-газу. Більш конкретно, винахід стосується системи та способу виробництва синтез-газу з низьким співвідношенням Нг/СО.
Передумови створення винаходу
Каталітичне виробництво синтез-газу шляхом парового риформінгу вуглеводневої сировини є відомим протягом десятиліть. Ендотермічна реакція парового риформінгу, як правило, проводиться в паровому риформері (ЗМЕА). Паровий риформер або паровий метановий риформер має декілька трубок заповнених каталізатором, розміщених в печі або полуменевому нагрівачі для забезпечення тепла для ендотермічної реакції. Труби, як правило, мають довжину 10-14 метрів та внутрішній діаметр 7-15 см. Тепло для ендотермічної реакції подається шляхом спалювання палива в пальниках у печі. Температура на виході синтез-газу з парового риформера залежить від застосування синтез-газу, але, як правило, вона знаходиться в діапазоні від 650 "С до 980 "С.
Відомо, що утворення вуглецю на каталізаторі, який використовується для каталітичного виробництва синтез-г-азу шляхом парового риформінгу, є проблемою, особливо для виробництва синтез-газів з відносно низьким співвідношенням Нг/СО. Отже, для таких синтез- газів необхідними є каталізатори, стійкі до утворення вуглецю. Такими стійкими до вуглецю каталізаторами є, наприклад, каталізатори на основі благородних металів, частково пасивовані нікелеві каталізатори та активовані нікелеві каталізатори. Крім того, в промислових масштабах риформінгу газу, збагаченого СО», як правило, необхідна спільна подача води для зменшення вагового коефіцієнту газу для утворення вуглецю. З точки зору термодинаміки, є вигідним мати високу концентрацію СОг та низьку концентрацію пари в сировині, щоб сприяти виробництву синтез-газу з низьким співвідношенням Нг/СО. Проте, робота в таких умовах може бути неможливою через можливість утворення вуглецю на каталізаторі.
Альтернативним виробництвом синтез-газу з низьким співвідношенням Нг/СО шляхом парового риформінгу є процес пасивування риформінгу сіркою (ЗРАНС), який може бути застосованим для виробництва синтез-газу з відносно низьким співвідношенням Нг/СО. Даний процес вимагає десульфуризації одержаного синтез-газу для отримання синтез-газу, який не
Зо містить сірки.
Більш детальну інформацію щодо різних способів отримання синтез-газу з низьким співвідношенням Нг/СО можна знайти в "Іпаивініаї! зсаіе ехрепепсе оп зіват геїоптіпу ої СОг-гісн дав", Р.М. Могіепзеп 8. І. бубКісег, Арріїеа Саїа|узів А: Сепегаї, 495 (2015), 141-151.
Способи, які грунтуються на автотермічному риформінгу (АТЕК), є альтернативним способом виробництва синтез-газу, особливо коли необхідним є низьке співвідношення водню та монооксиду вуглецю. Основними елементами реактора АТЕ є пальник, камера згоряння, та шар каталізатору, що містяться в герметичному корпусі з вогнетривкою футировкою. У реакторі АТК часткове згоряння потоку вуглеводневої сировини із стехіометричними кількостями кисню супроводжується паровим риформінгом сировини, яка частково згоріла в нерухомому шарі каталізатора парового риформінгу. Паровий риформинг також, в деякій мірі, відбувається в камері згоряння через високу температуру. Реакція парового риформінгу супроводжується реакцією конверсії водяного газу. Як правило, газ знаходиться в рівновазі або близько до рівноваги на виході з реактора по відношенню до реакцій парового риформінгу та конверсії водяного газу. Температура вихідного газу, як правило, знаходиться в діапазоні між 850 С та 1100 "С. Більш детальну інформацію про АТК та повний опис можна знайти в даній галузі, наприклад, в "ЗБіцаїез іп Зи!йгасе 5сіепсе апа Саїаїузів", Мої. 152, "Бупіпевзіз да5 ргодисійп тог ЕТ зупіпезів"; Спарієг 4, р.258-352, 2004.
Реактор АТК використовує кисень і пару, та також, необов'язково, діоксид вуглецю, в реакції з потоком вуглеводневої сировини з утворенням синтез-газу. Співвідношення водню та монооксиду вуглецю у вихідному газі залежить від вибраних умов роботи, включаючи кількість пари та діоксиду вуглецю, що додають до потоку вуглеводневої сировини та/або до реактору
АТЕ. Збільшення кількості діоксиду вуглецю призведе до зменшення співвідношення водню до монооксиду вуглецю в продукті синтез-газу, але також збільшить споживання кисню та розмір реактора через великі витрати.
У даній галузі техніки також відомо, що паровий риформінг може бути здійснений шляхом теплообмінного риформінгу. При теплообмінному риформінгу потік гарячого продукту або з парового риформера або реактора АТЕК використовується як джерело тепла для запуску реакції парового риформінгу. Наприклад, докумет ЕР-0033128 та документ ЕР-0О334540 стосуються паралельних пристроїв, в яких потік вуглеводневої сировини вводиться паралельно до бо промененвої печі та теплообмінного риформеру. Частково риформований газ з променевої печі потім використовується як джерело тепла для реакцій риформінгу в теплообмінному риформері.
Інші паралельні пристрої поєднують теплообміний риформінг та автотермічний риформінг.
Документи ЕРОЗ983963, ЕРІ1106570 та ЕРОБ5О4471 стосуються процесів, в яких потік вуглеводневої сировини вводиться параллельно до теплообмінного риформера та до реактору автотермічного риформінгу. Гарячий продукт синтез-газу з автотермічного риформера використовується як теплообмінне середовище для реакцій риформінгу, що відбуваються в теплообмінному риформері.
Теплообмінний риформер також може бути розміщений вище за потоком та послідовно з паровим риформером або реактором АТВ.
У більшості випадків продукт синтез-газу, що виходить з теплообмінного риформеру, має температуру 500-750 "С.
Теплообміний риформінг може підвищити загальну ефективність установки та заощадити паливо та/або кисень. Однак, проблемою теплообмінного риформінгу, особливо для виробництва синтез-газу, збагаченого СО, є металеве запилювання, коли потік гарячого продукту з парового риформера або реактора АТК охолоджують, для забезпечення тепла для реакції парового риформінгу. Металеве запилювання є відомим в даній галузі техніки (див., наприклад, "Зішайе5 іп Зипасе Зсіеєпсе апа Саїйаувів", Мої. 152, "Зупіпезіз да5 ргодисійоп їТог ЕТ зупіпезів"; 2004, СНарієвг 4, зесійп 2.3.4.3. р.304-305) і є видом корозії, яка може виникнути при контакті металів з газами, що містять СО, при температурі 400-800 "С.
Завданням представленого винаходу є створення системи та способу виробництва синтез- газу з більш низьким співвідношенням Нг/СО, ніж, зазвичай, є можливим або в реакторі ЗМЕ або АТЕ, одночасно знижуючи ризик утворення вуглецю на каталізаторі, що використовується в
ЗМАВ, та зменшуючи споживання кисню та розмір реактора при використанні реактора АТЕ.
Також метою представленого винаходу є створення системи та способу, прийнятних як модернізація існуючої системи та способу (на основі або реактора АТЕ, або 5МЕ) з підвищеною пропускною здатністю. Крім того, завданням представленного винаходу є створення системи та способу з більш високою ефективністю, ніж у реактора 5МК або АТЕ. Крім того, завданням даного винаходу є забезпечення синтез-газу, збагаченого СО, а саме синтез-газу з
Ко) співвідношенням Нг/СО нижче 2,5, переважно нижче 2,0 та більш переважно нижче 1,8 або навіть 1,6. Термін "синтез-газ збагачений СО" означає синонім терміну "синтез-газ з низьким співвідношенням Нг/СО". Термін "синтез-газ" призначений для позначення газу, що містить водень, монооксид вуглецю та, можливо, також, діоксид вуглецю та невеликі кількості інших газів, таких як аргон, азот тощо.
Термін "риформинг" є призначеним для позначення парового риформінгу відповідно до однієї або декількох з наступних реакцій:
СнаА-НО є СО ЗНа (Ї)
СнаенНго «з СОг4Не (ії)
Сні-СоО» «з 2бО2Не (ії)
Реакції (ї) та (ії) являють собою реакції парового метанового риформінгу, в той час як реакція (ії) являє собою реакцію сухого метанового риформінгу.
Для вищих вуглеводнів, а саме СяНт, де п22, т 2 4, рівняння (і) є узагальненими як:
СаНтяп НгО - пс з (пнт/2) Не (ім), де п22, т 2 4
Як правило, риформінг супроводжується реакцією конверсії водяного газу (м):
Сон є бО2АН» (м)
Термін "паровий метановий риформінг" є призначений для охоплення реакцій (і) та (ії), що протікають зліва направо від стрілки, тоді як термін "метанування" є призначений для охоплення зворотних реакцій, реакцій (ії) та (ії), що протікають справа наліво від стрілки. Таким чином, термін "паровий метановий риформінг та реакції метанування" є призначеним для позначення реакцій (ії) та (ії), що протікають в напрямку рівноваги. Термін "зворотна конверсія водяного газу" є призначеним для позначення реакції, реакції (м), що протікає справа наліво від стрілки. У більшості випадків всі зазначені реакції знаходяться у рівновазі або близькі до рівноваги на виході з шару каталізатора, або зони каталізатора відповідного реактора.
Суть винаходу
Нижче наведені посилання на варіанти здійснення винаходу. Проте слід розуміти, що представлений винахід не обмежується конкретними описаними варіантами здійснення. Замість цього передбачається реалізація будь-якої комбінації таких ознак та елементів, незалежно від того, чи пов'язані вони з різними варіантами здійснення чи ні.
Крім того, в різних варіантах здійснення, винахід забезпечує численні переваги в порівнянні бо з попереднім рівнем техніки. Проте, хоча варіанти здійснення винаходу можуть досягати переваг в порівнянні з іншими можливими рішеннями та/або в порівнянні з попереднім рівнем техніки, досягнення чи ні конкретної переваги за допомогою даного варіанту здійснення не є обмеженням представленого винаходи.
Таким чином, наступні аспекти, ознаки, варіанти здійснення та переваги є просто ілюстративними і не розглядаються як елементи або обмеження формули винаходу, що додається, за винятком випадків, коли вони явно зазначені у формулі(ах) винаходу.
Аналогічним чином, посилання на "винахід" не повинно тлумачитися як узагальнення будь-якого об'єкту винаходу, розкритого в даному документі, та не повинно розглядатися як елемент або обмеження формули винаходу, що додається, за винятком випадків, коли це явно зазначено у формулі (ах).
Один аспект винаходу стосується системи для виробництва синтез-газу. Система включає в себе реактор для генерації синтез-газу, призначений для виборництва першого синтез-газу з вихідного потоку вуглеводнів, та пост-конвертер, що містить оболонку, в якій знаходиться каталізатор, де каталізатор є активним для каталізу реакцій парового метанового риформінгу, метанування та зворотної конверсії водяного газу. Пост-конвертер містить трубопровід для подачі потоку газу, збагаченого СО» в зону змішування пост-конвертера, де зона змішування знаходиться вище за потоком каталізатора пост-конвертера. Потік газу, збагаченого СО» в трубопроводі вище за потоком в зоні змішування, знаходиться в теплообмінному співвідношенні з продуктом синтез-газу з каталізатора пост-конвертера, газом, що протікає нижче за потоком каталізатора після зони змішування, та/або змішаним газом. Крім того, система містить трубу для подачі, щонайменше, частини першого синтез-газу з реактора генерування синтез-газу в зону змішування пост-конвертера, тим самим об'єднуючи, щонайменше, частину першого синтез-газу та потік газу, збагаченого СО» у змішаний газ, причому зона змішування знаходиться вище за потоком каталізатором.
Нарешті, пост-конвертер містить випускний отвір для випуску продукту синтез-газу з пост- конвертера. Переважно, трубопровід є повністю або по суті розміщений або міститься всередині пост-конвертера.
Перший синтез-газ змішується з потоком газу, збагаченого СО» в зоні змішування пост- конвертера, тим самим забезпечуючи змішаний газ, після чого потік газу, збагаченого СО»
Зо нагрівається за рахунок теплообміну з продуктом синтез-газу з каталізатора пост-конвертеру, газом, що протікає вище за потоком каталізатором, та/або змішаним газом. Потім змішаний газ пропускається через шар або зону каталізатора, забезпечуючи тим самим другий синтез-газ, який є продуктом синтез-газу. Каталізатор є розміщеним всередині оболонки пост-конвертера та зовні трубопроводу, тобто між трубопровідом та оболонкою. Каталізатор є передбаченим у вигляді шару або зони матеріалу каталізатора. Як альтернативна конфігурація каталізатор є розміщеним всередині оболонки пост-конвертера та зовні декількох трубопроводів, тобто між низкою трубопроводів та оболонкою. Низка трубопроводів служить декількома точками подачі
СО». Каталізатор є передбаченим у вигляді шару або зони матеріалу каталізатора. Як інша альтернатива конфігурації, каталізатор розміщують в одній або декількох трубках пост- конвертера, в той час як газ, збагачений СО», спрямовують уздовж таких заповнених каталізатором трубок та у теплообмінномк співвідношенні з такими заповненими каталізатором трубками.
Пост-конвертер опосередковано нагрівається теплом від синтез-газу, так що потік газу, збагаченого СО», нагрівається шляхом теплообміну з продуктом синтез-газу до входу в зону змішування. Таким чином, енергоспоживання всього процесу знижується в порівнянні з виробництвом аналогічного синтез-газу безпосередньо з теплового риформеру. Крім того, додавання газу, збагаченого СО», в зону змішування сприяє пригніченню реакції Будуа, тобто реакції 200 - СО»-б. Таким чином, використання теплообміну за допомогою синтез-газу над каталізатором, стає можливим без надмірного збільшення ризику того, що зниження температури газу в зоні змішування збільшує ризик утворення вуглецю над каталізатором, розташованим нижче за потоком. Нарешті, оскільки теплообмінне співвідношення є встановленим, необхідність в індивідуальному або окремому теплообміннику зменшується або навіть усувається. Це робить конфігурацію придатною для реконструкції вже існуючої установки з виробництва синтез-газу.
Термін "труба" є призначений для позначення будь-якого відповідного каналу, трубопроводу, труби або іншого засобу для направлення гарячого газу з одного реактора в інший. Термін "зона змішування знаходиться вище за потоком каталізатора реактора зворотного риформінгу" означає, що зона змішування знаходиться вище за потоком каталізатора, як видно з напрямку потоку, потоку газу, збагаченого СО» та/або як видно із бо напрямку потоку змішаного газу. Термін "пост-конвертері є призначеним для позначення реактора нижче за потоком реактора генерування синтез-газу, такого як паровий метановий риформер, де реакція парового риформінгу, метанування та зворотної конверсії водяного газу протікає в напрямку рівноваги в пост-конвертері. Синтез-газ з реактора генерування синтез-газу перетворюється в продукт синтез-газу в пост-конвертері, причому продукт синтез-газу має більш низьке співвідношення Нг/СО, ніж синтез-газ з реактора генерування синтез-газу.
В одному варіанті здійснення, реактор для виробництва синтез-газу являє собою реактор парового метанового риформінгу. Комбінація реактору парового метанового риформінгу, що виробляє перший синтез-газ в паралельному розташуванні з пост-конвертером, який має канал для подачі потоку газу, збагаченого СО» в теплообмінному співвідношенні з каталізатором в пост-конвертері, дозволяє змінювати продукт синтез-газу, склад газу, який вважався би критичним по відношенню до утворення вуглецю в типовій конфігурації парового метанового риформінгу, не будучи критичним в концепції винаходу. Таким чином, співвідношення Нг/СО отриманого синтез-газу може бути нижчим, ніж співвідношення Нг/СО, можливе лише з паровим риформером.
В іншому варіанті здійснення, реактор для виробництва синтез-газу являє собою автотермічний реактор (реактор АТЕ). Комбінація реактора АТА, що виробляє перший синтез- газ в паралельному розташуванні з пост-конвертером, який має канал для подачі потоку газу, збагаченого СО»2 в теплообмінному співвідношенні з каталізатором всередині пост-конвертера, дозволяє збільшити кількість виробленого монооксиду вуглецю на одиницю спожитого кисню, і також дозволяє зменшити розмір реактора АТЕ на одиницю виробленого монооксиду вуглецю в порівнянні з тим, що є можливим з реактором АТА.
Відповідно до винаходу потік газу, збагаченний СО» нагрівають шляхом теплообміну з продуктом синтез-газу з каталізатора пост-конвертера, газом, що протікає над каталізатором, та/або змішаним газом, що в кінцевому підсумку призводить до охолодження продукту синтез- газу пост-конвертера в порівнянні з випадком без каналу, призначеного для подачі потоку газу, збагаченого СО» в зону змішування. Отже, щонайменше, частина теплового навантаження, необхідного для нагрівання потоку газу, збагаченого СО» до температури, яку одержували безпосередньо перед зоною змішування, опосередковано охолоджується першим синтез-газом.
Таким чином, зазначене теплове навантаження, необхідне для нагрівання потоку газу,
Коо) збагаченого СО», не вимагає подачі, наприклад, шляхом спалювання природного газу. Таким чином, загальна ефективність процесу збільшується, в порівнянні з іншими більш традиційними процесами, в яких потужність нагріву забезпечується шляхом спалювання. Крім того, газ, що протікає через каталізатор, має більш низький термодинамічний потенціал для металевогог запилювання в порівнянні з першим синтез-газом, отриманим, або за допомогою реактора АТВ, або за допомогою 5МА через додавання СО».
Крім того, температура газу, що протікає через каталізатор, переважно становить від 700 до 1000 "С, переважно вище 800 "С, більш переважно вище 850 "С та найбільш переважно вище 900 "С. При зазначених температурах термодинамічний потенціал для металевого запилювання, виражений, наприклад, реакцією Будуа, є низьким у порівнянні з умовами в звичайному теплообмінному риформері, таким чином, знижуючи ризик металевого запилювання матеріалу каталізатора, що використовується в пост-конверторе. Відносно висока температура газу, що протікає через каталізатор, також є перевагою, оскільки вміст метану зменшується з ростом температури. Як правило, максимальна температура газу СО, що надходить в зону змішування, не буде вище, ніж приблизно на 40 "С нижче температури першого синтез-газу, що виходить з реактора для отримання синтез-газу, оскільки невелика різниця призведе до необхідності великої зони теплообміну всередині пост-конвертера. Переважно, максимальна температура газу СО», що надходить в зону змішування, не буде вище, ніж приблизно на 60 С нижче температури першого синтез-газу, що виходить з реактора генерування синтез-газу.
Теплообмін між потоком газу, збагаченого СО», та газом всередині пост-конвертера переважно гарантує, що температура потоку газу, збагаченого СО», в точці змішування становить від приблизно 500 "С до 1000 С, більш переважно, від 700 "С до 100070" та найбільш переважно від 800 до 1000 "С. Перевага полягає в тому, що температура потоку газу, збагаченого СО», є високою в точці змішування, для гарантування того, що температура змішаного газу в зоні змішування та, таким чином, змішаного газу в шарі або зоні каталізатора є високою, щоб уникнути утворення вуглецю на каталізаторі в пост-конвертері. Температура каталізатору залежить від робочих умов, але зазвичай буде вище 750 "С, більш переважно вище 800 "С, більш переважно вище 850 "С, та найбільш переважно вище 900 С. Типова максимальна температура для каталізатора становить близько 1000 "С.
Таким чином, представлений винахід дозволяє збільшити продуктивність реактора для 60 генерування синтез-газу, де пост-конвертер забезпечує більше виробництво монооксиду вуглецю. Крім того, в системі передбачено коригування складу синтез-газу, оскільки додавання потоку газу, збагаченого СО» дозволяє отримувати співвідношення Но /СО нижче, ніж ті співвідношення Нг/СО, які, як правило, можна отримати в одному реакторі для генерування синтез-газу.
Термін "синтез-газ з низьким співвідношенням Нг/СО" є призначеним як синонім терміну "синтез-газ, збагачений СО" та призначеним для позначення синтез-газу зі співвідношенням
Не/СО нижче 2,5, більш переважно, синтез-газ зі співвідношенням Нг/СО нижче 2,0, більш переважно синтез-газ зі співвідношенням Нг/СО нижче 1,8, ще більш переважно синтез-газ зі співвідношенням Нг/СО нижче 1,6. Крім того, термін "газ, збагачений СОг" є призначеним для позначення газового потоку з вмістом СО», рівним, щонайменше, 50 сухих мольних 95, таким як, щонайменше, 70 сухих мольних 95, наприклад, щонайменше, 90 сухих мольних 95.
У зазначеному контексті термін "0/0" або "співвідношення 0/2" є скороченням для атомного співвідношення кисень-вуглець. Співвідношення кисню до вуглецю являє собою співвідношення молей кисню до молей вуглецю в газі. Крім того, термін Н/С або "співвідношення Н/С" є скороченням для атомного співвідношення водню до вуглецю. Співвідношення водню до вуглецю являє собою співвідношення молей водню до молей вуглецю в газі. Крім того, термін
З/С або "співвідношення 5/0" є скороченням для співвідношення пари до вуглецю.
Співвідношення пари до вуглецю являє собою співвідношення молей пари до молей вуглецю у вуглеводнях в газі. Таким чином, 5/С являє собою загальну кількість молей пари, розділену на загальне число молей вуглецю у вуглеводнях в газі. Слід зазначити, що термін "С" стосовно
З/С, таким чином, відрізняється від "С" у співвідношеннях Н/С та О/С, оскільки в 5/0, "С" стосується лише вуглеводнів, тоді як в О/С та Н/С, "С" позначає весь вуглець в газі.
Продукт синтез-газу, що виводиться з пост-конвертера, може піддаватися додатковим стадіям процесу після пост-конвертера, таким як розділення в установці для розділення.
Наприклад, СО» в продукті синтез-газу може бути відокремлений. Установка для розділення може, наприклад, бути установкою миттєвого розділення, установкою короткоциклової адсорбції змінного тиску (РБА), установкою короткоциклової адсорбції змінної температури (Т5А), мембранною установкою, промиванням СО»г або комбінацією розділення СОг та холодильної камери. Холодильна камера визначається як вакуумний процес розділення суміші Не, СО та інших газів на досить чистий потік СО, досить чистий потік Но та врівноважує потік того, що залишається від потоку сировини.
Під миттєвим розділенням мається на увазі установка розділення фаз, в якій потік розділяється на рідку та газову фази відповідно до термодинамічних фазових рівноваг при заданій температурі.
Під промиванням СО» мається на увазі установка, яка використовує процес, такий як хімічна абсорбція, для видалення СО» з технологічного газу. При хімічній абсорбції газ, що містить СО», пропускається над розчинником, який реагує з СО», і таким чином зв'язує його. Більшість хімічних розчинників є амінами, що класифікуються як первинні аміни, такі як моноетаноламін (МЕА) та дигілколамін (ОСА), вторинні аміни, такі як діетаноламін (ОЕА) та діізопропаноламін (ІРА) або третинні аміни, такі як триетаноламін (ТЕА) та метилдіетаноламін (МОЕА), але також можуть використовувати аміак та рідкі лужні карбонати, такі як КаСОз та МаСоз.
Під короткоцикловою адсорбцією мається на увазі установка, що розділяє важкі гази (такі як
СО») від більш легких газів (таких як Нг). В обладнанні такого типу встановлюється динамічна рівновага між адсорбцією та десорбцією важких газів над адсорбційним матеріалом. Адсорбція може бути викликана стеричними, кінетичними або рівноважними ефектами. Точний механізм буде визначатися використовуваним адсорбентом, та рівноважне насичення буде залежати від температури та тиску. Як правило, адсорбуючий матеріал обробляється в технологічному газі до майже насичення та згодом потребує регенерації. Регенерація може бути здійснена шляхом зміни тиску або температури. На практиці це означає, що використовується двухреакторний процес: насичення адсорбенту при високому тиску або низькій температурі спочатку в одному реакторі, та потім перемикання реактора, тепер десорбція важких газів з того ж реактора шляхом зниження тиску або підвищення температури.
Під мембраною мається на увазі розділення, щонайменше, частково твердого бар'єру, такого як полімер, де транспортування окремих видів газу відбувається з різними швидкостями, обумовленими їхньою проникністю. Це дозволяє збільшити концентрацію або розрідження компонента в ретентаті мембрани.
Під кріогенним розділенням мається на увазі процес, який використовує зміну фази різних частинок в газі для відділення окремих компонентів від газової суміші шляхом регулювання температури. бо Реактор для генерації синтез-газу включає перший вхідний отвір для подачі потоку вуглеводневої сировини, можливо, разом з діоксидом вуглецю та пари в реактор для генерації синтез-газу і, можливо, з окремим входом для введення потоку, що містить кисень, та вихідний отвір для виходу першого синтез-газу. Система може містити засіб, що дозволяє, щонайменше, частині першого синтез-газу обходити пост-конвертер. Така обхідна частина першого синтез- газу згодом може бути об'єднана з продуктом синтез-газу з пост-конвертера, тим самим забезпечуючи другий продукт синтез-газу.
Термін "потік вуглеводневої сировини" призначений для позначення потоку сировини, що містить вуглеводневий газ з одним або декількома вуглеводнями та, можливо, іншими складовими, такими як СО та/або пара. Прикладами "вуглеводневого газу" можуть бути природний газ, міський газ, метан або суміш метану і вищих вуглеводнів. Як правило, потік вуглеводневої сировини являє собою потік вуглеводневого газу, що містить незначні кількості водню, монооксиду вуглецю, діоксиду вуглецю, азоту або аргону або їх комбінації, на додаток до пари і, можливо, діоксиду вуглецю, які додають у вуглеводневий газ.
Для процесів риформінгу прикладом "потоку вуглеводневого газу та пари" є, наприклад, суміш метану, пари та, можливо, інших окиснюючих газів, таких як діоксид вуглецю. Іншим прикладом потоку вуглеводневого газу та пари є десульфурований та попередньо риформований потік природного газу і пари.
Термін "потік вуглеводневої сировини" є призначеним для позначення газового потоку, що містить потік вуглеводневого газу і, можливо, також пару, діоксид вуглецю або інші гази.
Як правило, потік вуглеводневої сировини піддається десульфуризації для видалення будь- якої сірки з сировини і, таким чином, для запобігання дезактивації каталізаторів в процесі.
Необов'язково, потік вуглеводневої сировини також буде піддаватися адіабатичному попередньому риформінгу відповідно до реакції (ім) в температурному інтервалі приблизно 350- 550"С для перетворення вищих вуглеводнів як початковій стадії процесу. Адіабатичний попередній риформінг, як правило, відбувається після стадії десульфуризації. Попередній риформінг усуває ризик утворення вуглецю з вищих вуглеводнів на каталізаторі на наступних стадіях процесу. Прикладом потоку вуглеводневої сировини є десульфурований та попередньо риформований потік природного газу і пари.
Слід розуміти, що терміни "вхід" та "вихід" не є призначеними для обмеження. Таким чином,
Зо зазначені терміни також охоплюють можливість, коли установки, наприклад, реактор генерування синтез-газу має більше одного входу та/або виходу.
В інших варіантах здійснення, реактор генерування синтез-газу системи являє собою реактор термічного часткового окиснення або реактор каталітичного часткового окиснення.
У реакторі ТРОХ потік вуглеводневої сировини та окиснювач термічно реагують без каталізатора в реакторі з вогнетривкою футировкою при високій температурі. Температура синтез-газу, що виходить з ТРОХ, часто буде вище 1200-1300 "С або навіть вище. Каталізатор не є задіяним. До потоку вуглеводневої сировини додається або трохи пари, або не додається пара або діоксид вуглецю, так як це може сприяти утворенню сажі. Реактор автотермічного риформінгу та реактор термічного часткового окиснення є особливо переважними як реактор для виробництва синтез-газу через високу температуру, яка може досягатися для першого синтез-газу, що виходить з реактора.
Таким чином, винахід є прийнятним, коли пост-конвертер з газовим підігрівом об'єднують з
ЗМВ, реактором АТР, реактором термічного часткового окиснення або реактором каталітичного часткового окиснення. Винахід також є прийнятним у випадку, коли реактор для генерування синтез-газу включає 5МЕ, розміщений вище за потоком та послідовно з реактором АТЕ.
У варіанті здійснення винаходу, трубопровід містить першу частину, призначену для пропускання потоку газу, збагаченого СО» в теплообмінному співвідношенні з продуктом синтез- газу. Таким чином, потік газу, збагачений СО», нагрівається за рахунок теплообміну як уздовж частини пост-конвертера, в якому знаходиться каталізатор, так і вздовж першої частини трубопроводу. Перша частина трубопроводу розташована вище за потоком тієї частини трубопроводу, де газ всередині трубопроводу знаходиться в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає через каталізатор, як видно з напряму потоку, потоку газу, збагаченого СО».
У варіанті здійснення винаходу, трубопровід містить другу частину, виконану з можливістю пропускання потоку газу, збагаченого СО» в теплообмінному співвідношенні зі змішаним газом в зоні змішування. Таким чином, потік газу, збагаченого СО»: нагрівається за рахунок теплообміну як уздовж частини пост-конвертера, в якому знаходиться каталізатор, так і вздовж другої частини трубопроводу. Друга частина трубопроводу розташована нижче за потоком тієї частини трубопроводу, де газ всередині трубопроводу знаходиться в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає через каталізатор, як видно з напряму потоку, потоку газу, збагаченого СО». 60 В одному варіанті здійснення винаходу, потік газу, збагачений СО», нагрівають в (с;
полуменевому нагрівачі, в електрично нагрітому нагрівачі шляхом теплообміну з, щонайменше, частиною продукту синтез-газу, що виходить з пост-конвертера, та/або шляхом теплообміну з перегрітою парою до входу у пост-конвертер. Температура потоку газу, збагаченого СО», перед входом у пост-конвертер становить, наприклад, від 200 "С до 600 "С, більш переважно від 300 С до 500 "С. Коли потік газу, збагачений СО»: нагрівають перед входом у пост-конвертер, реакція Будуа стримується. Тим самим знижується ризик металевого запилювання.
В одному варіанті здійснення винаходу, каталізатор являє собою каталізатор парового риформінгу. Каталізатор парового риформінгу також позначається як каталізатор парового метанового риформінгу або каталізатор риформінгу метану. Прикладами каталізаторів парового риформінгу є МІИМоА2О4, Мі/АІг6Оз, Мі/СалйІ25Ох, Ви/МаоА125О», ВН/МОоА2Ох, І /МаАї25Ох, Могб, Могб,
Се», благородний метал на носії АІ2Оз, але інші каталізатори, які прийнятні для риформінгу є також можливими. Каталізатор парового риформінгу є виконаним з можливістю каталізувати реакцію парового метанового риформінгу; проте, оскільки вхід газу в пост-конвертер є потоком синтез-газу, що містить водень та монооксид вуглецю, реакції парового метанового риформінгу, метанування та реакції зворотної конверсії водяного газу мають місце в пост-конвертері, та загальний вміст метану, пари та монооксиду вуглецю на виході з пост-конвертеру є збільшеним.
Інший аспект винаходу стосується способу виробництва синтез-газу, що включає: - генерування синтез-газу в реакторі, в якому отримують перший синтез-газ з потоку вуглеводневої сировини; - подачу потоку газу, збагаченого СО в зону змішування пост-конвертера через трубопровід, де потік газу, збагачений СО», знаходиться в трубопроводі вище зони змішування в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає через каталізатор до змішування потоку газу, збагаченого СО», щонайменше, з частиною першого синтез-газу в зоні змішування, - подачу, щонайменше, першої частини синтез-газу з реактора генерування синтез-газу в зону змішування пост-конвертера через трубу, тим самим об'єднуючи, щонайменше, частину першого синтез-газу та потік газу, збагаченого СО», в змішаний газ, де пост-конвертер містить оболонку, в якій розміщений каталізатор, причому каталізатор є активним для каталізу реакцій парового метанового риформінгу, метанування та реакцій зворотної конверсії водяного газу, і де зона змішування знаходиться вище за потоком від каталізатора,
Зо - отримання продукту синтез-газу зі змішаного газу шляхом проведення реакції парового метанового риформінгу, метанування та реакції зворотної конверсії водяного газу над каталізатором; та - виведення продукту синтез-газу з пост-конвертера.
Спосіб та варіанти його здійснення забезпечують переваги, аналогічні описаним стосовно системи за представленим винаходом. Тому вони не будуть більш детально описані в данному документі.
Короткий опис креслення
Варіант здійснення представленого винаходу, пояснюється на прикладі та з посиланням на креслення, що додається. Слід зазначити, що креслення, яке додається ілюструє лише приклад варіанту здійснення представленого винаходу і, отже, не повинен розглядатися як обмеження його обсягу, оскільки винахід може допускати інші не менш ефективні варіанти здійснення.
Фігура 1 являє собою схематичне креслення варіанту здійснення системи для виробництва синтез-газу відповідно до винаходу.
Детальний опис
На фігурі 1 продемонстрована система 100 для виробництва продукту синтез-газу 12.
Система 100 містить реактор 10 для генерування синтез-газу, призначений для отримання першого синтез-газу 5 з потоку вуглеводневої сировини 3. У варіанті здійснення за фігурою 1, реактор 10 для генерування синтез-газу являє собою реактор автотермічного риформінгу (АТВ).
Потік вуглеводневої сировини З в АТЕ реактор 10, складається з потоку вуглеводневого газу 1, такого як природний газ, який об'єднується з потоком пари 2 та, можливо, СО». Комбінація вуглеводневого газу 1 та потоку пари 2 і, можливо, СО», являє собою потік вуглеводневої сировини 3, що впускається в АТЕ реактор 10.
Потік, що містить кисень 4, такий як повітря, потік пари та кисню, потік, збагачений киснем або по суті чистий кисень, вводиться в АТА реактор 10 через вхідний отвір. У АТА реакторі 10, часткове згоряння потоку вуглеводневої сировини З з використанням стехіометричних кількостей кисню в потоці, що містить кисень 4, супроводжується паровим риформінгом частково згорілої сировини в нерухомому шарі 11 каталізатора парового риформінгу, в результаті чого виходить перший синтез-газ 5, що містить водень, монооксид вуглецю та діоксид вуглецю. Перший синтез-газ 5, що виходить з АТА реактора 10, як правило, має 60 температуру від приблизно 900 "С до приблизно 1100 "С, наприклад приблизно 1000 "С.
Крім того, система 100 містить пост-конвертер 20, що містить оболонку 22, в якій знаходиться шар каталізатора 21.
Система 100 містить трубу (не відображено на фігурі 1) для подачі, щонайменше, частини першого синтез-газу 5, з реактора для генерування синтез-газу в зону змішування 20с пост- конвертера 20. Пост-конвертер 20, також має трубопровід 23 для подачі потоку газу, збагаченого СО»: 6 в зону змішування 20с пост-конвертера 20, так що потік газу, збагачений
СО», в каналі вище за потоком зони змішування 20с знаходиться в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає над каталізатором 21, а саме нижче за потоком зони змішування перед тим, як змішуватися з, щонайменше, частиною першого синтез-газу 5 в зоні змішування 20с. У варіанті здійснення винаходу, продемонстрованому на фігугі 1, каталізатор 21 є розміщеним всередині оболонки пост-конвертера 20, та зовні трубопроводу 23, тобто між оболонкою 22 та трубопроводом 23.
Пост-конвертер 20 містить три зони або частини: зону змішування 20с, зону каталізатора 205 та зону газоподібного продукту 20а. Відповідно, трубопровід 23 має три частини: першу частину, де потік, газу збагаченого СО б, вводиться всередину трубопроводу 23 в теплообмінному співвідношенні з продуктом синтез-газу в зоні газоподібного продукту 20а; другу частину, де потік, газу збагаченого СО2 б, вводиться всередину трубопроводу 23 в теплообмінному співвідношенні з газом в зоні каталізатора 20р; та третю частину, де потік газу, збагаченого СО» 6, вводиться всередину трубопроводу 23 в теплообмінному співвідношенні зі змішаним газом в зоні змішування 20с. Протяжність зони змішування 20с, та/або зони газоподібного продукту 20а, уздовж поздовжньої осі (не відображено на фігугі 1) може бути відносно невеликою, наприклад, у випадку, коли зона каталізатора 206 є відносно великою.
Пост-конвертер 20 також містить вихідний отвір для виходу продукту синтез-газу 12 з пост- конвертера 20.
В системі 100 перший синтез-газ 5 використовується як джерело тепла в пост-конвертері 20.
Проте, потік газу, збагаченого СО» 6, може бути попередньо нагрітий до подачі в пост-конвертер 20 через трубопровід 23.
Каталізатор 21 здійснює реакції парового метанового риформінгу, метанування та зворотної конверсії водяного газу змішаного газу, тим самим забезпечуючи продукт синтез-газу 12.
Каталітична зона 206 нижче за потоком, продукт синтез-газу піддаються теплообміну з потоком газу, збагаченим СО» 6, в першій частині трубопроводу 23.
Стрілки 25 показують напрямок потоку із потоку газу, збагаченого СО» 6, всередині трубопроводу 23. У зоні змішування 20с, перший синтез-газ 5 та потік газу, збагачений СО?» 6, змішуються в змішаний синтез-газ.
Приклад:
Приклад розрахунку процесу наведено в таблиці 1 нижче. Потік вуглеводневої сировини, що містить вуглеводневий газ, СО» та пару, і має співвідношення 5/С 0,6, подають в АТА реактор 10, за винаходом, як показано на фігурі 1. Потік вуглеводневої сировини нагрівають до 650 "С перед тим, як подати в реактор АТА 10. Додають потік, збагачений киснем 4, та його кількість регулюють таким чином, щоб температура першого синтез-газу 5 становила 1050 7С. АТА реактор 10 виробляє перший синтез-газ 5.
Загальний потік всіх компонентів у всіх вхідних потоках в реактор АТВ, та потік всіх компонентів в першому синтез-газі 5 є наведеним в колонці "АТА 10" в таблиці 1.
Потік газу, збагачений СО», надходить в трубопровід і нагрівається в трубопроводі до температури 988 С шляхом теплообміну з газом, що протікає між трубопроводом та оболонкою, в зоні змішування 20с, зоні каталізатора 20Б, та зоні газоподібного продукту 2ба.
Потік газу, збагачений СО», змішують з першим синтез-газом з утворенням змішаного синтез- газу, що має температуру 1038 "С.
Всередині каталітичної зони 2006, пост-конвертера 20 об'єднаний потік є врівноваженим, тобто він піддається реакціям зворотної конверсії водяного газу, метанануваню та риформінгу до рівноваги. Температура на виході продукту синтез-газу 12, що виходить з пост-конвертера 20, становить приблизно 995 "С, що значно нижче рівноважної температури розкладання метану для газу 1349 "С та вище температури Будуа для газу 860 "С. Отже, продукт синтез-газу 12 не має потенціалу для утворення вуглецю.
Таблиця 1:
Каталізатор пост Вихід з 00000000 фтято| осв одверто постлонертюраго навходітрРСІЇ 777 11650 | 7180 | лов | 77777771 на виході Т(МОС) СІ 7-7 -117111171349 на виході Т(ВОЮ) ГС) 89 | - | щ860. | ( ппесНавход /////7Ї711111Ї111Ї1111111Ї11111111
Меїнмулоді| 77777771 11126 ЇЇ 245
СОгінмулод| 7777701 8487 | 11615 | 7175838. | :К(ф (,/
СНа(нмелоді| 77771 718695 | | 7777/7573. | СС
НаІнмуод| 77777771 11939471 31372 | ССС
Не|нмуулод. 77777771 11321 77777711 171111 716988 Ї11111111111177177с72
СОінмуюді| 77777777 171101 77111111 2овяа | 1
Кисеньнавходіїї/ 17111111
Огінмеууод.| 77777111 710795 | Й. ЇЇ 77777771
Меїнмулоді|ї 77777711 11219 ЇЇ
Подачакисню ТС! 11371 ЇЇ ЇЇ
Навиходї/ 77777111
МеІнме/од|нмутод. 1245 | | -/о245. | ..юЙ245 щДщ БР
СНа(нме/од|нмутод. | 373 | | 392 | ...юЮюЮюжль с
НеІнме/од|нмалтод. 1 31372 | -: | 26451. | 26451 щ (
НеО|нме/од|нметод. | 16988 | (| 21870 | -- 21870..:С:(ЦІ
СО(|нме/од|нмаод. | 20842 | - | 25685 | 25685. Щ мк |в»! 17701 нм3/год.
Таким чином, коли застосовують систему та спосіб, можливим є забезпечити синтез-газ, що має відносно високу кількість СО. У прикладі Таблиці 1 співвідношення Но/СО становить 1,0, тоді як співвідношення Н/С та О/С становить 2,5 та1,9 відповідно.
В даному контексті температура розкладання метану (ТТ (МОС)) розраховується як температура, де константа рівноваги розкладання метану до графіту (СНаи «з С--2Нг) дорівнює коефіцієнту реакції (90) газу. Утворення графітного вуглецю може відбуватися тоді, коли температура вище даної температури.
Коефіцієнт реакції ОС визначається як співвідношення квадрату парціального тиску водню до парціального тиску метану, тобто ОС-Ренгнган нг /Рсна.
Температура рівноваги Будуа (Т(ВОМ)) розраховується аналогічним чином, але з реакції
Будуа (2СО «з бібО»), і в даному випадку, утворення графітового вуглецю може мати місце, коли температура нижче зазначеної рівноважної температури Будуа.
Порівняльний приклад відповідних значень для виробництва аналогічного синтез-газу в системі з реактором АТВ, але без адіабатичного пост-конвертера, який в даному документі позначається як "автономний реактор АТВ", продемонстрований в Таблиці 2. В даному випадку весь СбО2 додається перед реактором АТЕ, який працює при 5/С 0,6. Порівняння прикладів демонструє, що в автономному реакторі АТЕ необхідно більше кисню.
Таблиця 2 11111111 |АвтономнийАтАЇГ//://С
НавиходіІТ(ІМОСРСЇ Г/л
ШНавході/////7111111111111111111
СбОінмуюді 77777710
Пеюдачакисню:у/:/://ОСССССС1111111111111111111 (Навиході/////777777111111111111111111
З Таблиці 1 та Таблиці 2 видно, що потік на виході з реактора АТА у випадку представленого винаходу є меншим, ніж з автономним АТВ. Це означає, що менший АТА може бути розроблений з використанням концепцій винаходу. Це також означає, що у випадку реконструкції виробництво монооксиду вуглецю може бути збільшено без необхідності розширення даного реактора АТВ. Зазначене робиться шляхом додавання пост-конвертера для формування системи та управління процесом відповідно до винаходу.
Споживання кисню (розраховується як споживання Ог/отриманий СО (ІНм3/Нм3|) становить 0,418 по відношенню до 0,457 для автономного АТА. Отже, відповідно до представленого винаходу, має місце економія кисню, що знижує капітальні витрати на установку розділення повітря для виробництва кисню.

Claims (12)

ФОРМУЛА ВИНАХОДУ
1. Система для виробництва синтез-газу, що включає: - реактор для генерування синтез-газу, в якому отримують перший синтез-газ з потоку вуглеводневої сировини; та - пост-конвертер, що містить оболонку, в якій розміщений каталізатор, причому зазначений 20 каталізатор є активним для каталізу реакцій парового метанового риформінгу, метанування та реакції зворотної конверсії водяного газу; зазначений пост-конвертер містить трубопровід для подачі потоку газу, збагаченого СО», в зону змішування зазначеного пост-конвертера, причому зазначена зона змішування розташована вище за потоком зазначеного каталізатора, де зазначений потік газу, збагачений СО», в зазначеному трубопроводі вище за потоком згаданої 25 зони змішування, знаходиться в теплообмінному співвідношенні з газом, що протікає над зазначеним каталізатором нижче за потоком зони змішування; де зазначена система додатково містить трубу для подачі щонайменше частини зазначеного першого синтез-газу із зазначеного реактора генерування синтез-газу в зазначену зону змішування, зазначеного пост-конвертера, тим самим об'єднуючи зазначену щонайменше Зо частину першого синтез-газу та зазначений потік газу, збагачений СО», в змішаний газ, причому вказаний пост-конвертер додатково містить вихідний отвір для виходу продукту синтез- газу із зазначеного пост-конвертера.
2. Система за пунктом 1, в якій зазначений реактор для генерування синтез-газу являє собою реактор автотермічного риформінгу, реактор термічного часткового окиснення, реактор каталітичного часткового окиснення або реактор парового метанового риформінгу.
3. Система за пунктом 1 або 2, в якій зазначений трубопровід містить першу частину, виконану з можливістю пропускання потоку газу, збагаченого СО2, в теплообмінному співвідношенні із зазначеним продуктом синтез-газу.
4. Система за будь-яким з пунктів 1-3, в якій зазначений трубопровід містить другу частину, виконану з можливістю пропускання потоку газу, збагаченого СО», в теплообмінному співвідношенні зі змішаним газом у зазначеній зоні змішування.
5. Система за будь-яким з пунктів 1-4, яка виконана з можливістю нагрівання зазначеного потоку газу, збагаченого СО», в полуменевому нагрівачі, в електрично нагрітому нагрівачі шляхом теплообміну з щонайменше частиною продукту синтез-газу, що виходить з пост-конвертера, та/або шляхом теплообміну з перегрітою парою до входу у пост-конвертер.
6. Система за будь-яким з пунктів 1-5, в якій каталізатор являє собою каталізатор парового риформінгу.
7. Спосіб виробництва синтез-газу, що включає: - генерування синтез-газу в реакторі в якому виробляють перший синтез-газ з потоку вуглеводневої сировини; - подачу потоку газу, збагаченого СО», в зону змішування пост-конвертера через трубопровід, де зазначений пост-конвертер містить оболонку, в якій розташований каталізатор, причому потік газу, збагачений СО», в трубопроводі вище за потоком зазначеної зони змішування знаходиться в теплообмінному співвідношенні з потоком газу, що протікає над каталізатором до змішування зазначеного потоку газу, збагаченого СО, щонайменше з частиною першого синтез-газу в зазначеній зоні змішування, - подачу щонайменше зазначеної першої частини синтез-газу із зазначеного реактора для генерування синтез-газу в зону змішування зазначеного пост-конвертера через трубу, тим самим об'єднуючи щонайменше зазначену частину першого синтез-газу та зазначений потік газу, збагачений СО», в змішаний газ, де зазначений пост-конвертер, зазначений каталізатор є активними для каталізу реакцій парового метанового риформінгу, метанування та реакції Зо зворотної конверсії водяного газу, і де зазначена зона змішування знаходиться вище за потоком зазначеного каталізатора, - отримання продукту синтез-газу із зазначеного змішаного газу шляхом проведення реакцій парового метанового риформінгу, метанування та реакції зворотної конверсії водяного газу над зазначеним каталізатором; та - виведення зазначеного продукту синтез-газу із зазначеного пост-конвертера.
8. Спосіб за пунктом 7, в якому зазначений реактор генерування синтез-газу являє собою реактор автотермічного риформінгу, реактор часткового окиснення, реактор каталітичного часткового окиснення або реактор парового метанового риформінгу.
9. Спосіб за пунктом 7 або 8, в якому зазначений потік газу, збагачений СО», проводять в теплообмінному співвідношенні із зазначеним продуктом синтез-газу вище за потоком зазначеного каталізатора.
10. Спосіб за будь-яким з пунктів 7-9, в якому зазначений потік газу, збагачений СО», проводять в теплообмінному співвідношенні із змішаним газом у зазначеній зоні змішування нижче за потоком зазначеного каталізатора.
11. Спосіб за будь-яким з пунктів 7-10, в якому зазначений потік газу, збагачений Со», нагрівають в полуменевому нагрівачі, в електрично нагрітому нагрівачі шляхом теплообміну з щонайменше частиною продукту синтез-газу, що виходить з пост-конвертера, та/"або шляхом теплообміну з перегрітою парою до входу у пост-конвертер.
12. Спосіб за будь-яким з пунктів 7-11, в якому каталізатор являє собою каталізатор парового риформінгу.
ї (Фу - КЗ м ж й ЖК й - / е ПД в
Фіг. 1
UAA202004179A 2017-12-08 2018-11-15 Система і спосіб виробництва синтез-газу UA126249C2 (uk)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DKPA201700701 2017-12-08
PCT/EP2018/081410 WO2019110269A1 (en) 2017-12-08 2018-11-15 System and process for production of synthesis gas

Publications (1)

Publication Number Publication Date
UA126249C2 true UA126249C2 (uk) 2022-09-07

Family

ID=66751316

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
UAA202004179A UA126249C2 (uk) 2017-12-08 2018-11-15 Система і спосіб виробництва синтез-газу

Country Status (11)

Country Link
US (1) US11447389B2 (uk)
EP (1) EP3720813B1 (uk)
KR (1) KR102674399B1 (uk)
CN (1) CN111433151A (uk)
BR (1) BR112020011429A2 (uk)
EA (1) EA202091418A1 (uk)
ES (1) ES2951116T3 (uk)
HU (1) HUE062431T2 (uk)
PL (1) PL3720813T3 (uk)
UA (1) UA126249C2 (uk)
WO (1) WO2019110269A1 (uk)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2021110806A1 (en) * 2019-12-04 2021-06-10 Haldor Topsøe A/S Electrically heated carbon monooxide reactor

Family Cites Families (21)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
NO133970C (uk) * 1969-11-21 1976-07-28 Texaco Development Corp
US4337170A (en) 1980-01-23 1982-06-29 Union Carbide Corporation Catalytic steam reforming of hydrocarbons
DE68909979D1 (de) 1988-03-24 1993-11-25 Ici Plc Zweistufiges Dampfreformierungsverfahren.
DE68905891T2 (de) 1988-07-22 1993-10-14 Ici Plc Erzeugung von Wasserstoff welche Kohlenmonoxidkonvertierung mittels Wasserdampf umfasst.
US5011625A (en) 1989-12-11 1991-04-30 The M. W. Kellogg Company Autothermal steam reforming process
DK173742B1 (da) 1998-09-01 2001-08-27 Topsoe Haldor As Fremgangsmåde og reaktorsystem til fremstilling af syntesegas
PT1106570E (pt) 1999-12-02 2013-10-15 Haldor Topsoe As Processo e reactor para realizar reacções catalíticas não adiabáticas
US6527980B1 (en) 2000-10-12 2003-03-04 Air Products And Chemicals, Inc. Reforming with intermediate reactant injection
FR2825995B1 (fr) 2001-06-15 2004-07-09 Inst Francais Du Petrole Installation et procede de production de gaz de synthese comprenant un reacteur de vaporeformage et un reacteur de conversion du co2 chauffe par un gaz chaud
US20030162846A1 (en) 2002-02-25 2003-08-28 Wang Shoou-L Process and apparatus for the production of synthesis gas
DE60336444D1 (de) * 2002-09-26 2011-05-05 Haldor Topsoe As Verfahren zur Herstellung von Synthesegas
US11052365B2 (en) * 2003-02-24 2021-07-06 NiQuan Energy LLC Process and apparatus for the production of synthesis gas
EP1603995B1 (en) * 2003-03-18 2018-05-30 Kellogg Brown & Root, Inc. Autothermal reformer-reforming exchanger arrangement for hydrogen production
FR2904832B1 (fr) 2006-08-08 2012-10-19 Inst Francais Du Petrole Procede de production de gaz de synthese avec conversion de co2 a l'hydrogene
CN102256687A (zh) * 2008-12-17 2011-11-23 沙特基础工业公司 增加合成气混合物中一氧化碳含量的方法
JP5980686B2 (ja) * 2010-01-19 2016-08-31 ハルドール・トプサー・アクチエゼルスカベット 炭化水素を改質するプロセス
US9101899B2 (en) * 2011-10-20 2015-08-11 Kellogg Brown & Root Llc Reforming exchanger with integrated shift conversion
EP2864244A2 (en) 2012-06-21 2015-04-29 Saudi Basic Industries Corporation Process for producing a synthesis gas mixture
CN104918882B (zh) * 2012-12-21 2019-03-01 巴斯夫欧洲公司 平行制备氢气、一氧化碳和含碳产物的方法
WO2014180888A1 (en) 2013-05-08 2014-11-13 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for the preparation of syngas
CA2984609A1 (en) 2015-05-01 2016-11-10 Velocys Technologies, Ltd. Process for operating an integrated gas-to-liquids facility

Also Published As

Publication number Publication date
EP3720813B1 (en) 2023-06-07
US20200290868A1 (en) 2020-09-17
WO2019110269A1 (en) 2019-06-13
KR20200097687A (ko) 2020-08-19
US11447389B2 (en) 2022-09-20
BR112020011429A2 (pt) 2020-11-24
EA202091418A1 (ru) 2020-10-29
CN111433151A (zh) 2020-07-17
KR102674399B1 (ko) 2024-06-14
ES2951116T3 (es) 2023-10-18
HUE062431T2 (hu) 2023-11-28
EP3720813A1 (en) 2020-10-14
PL3720813T3 (pl) 2023-11-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
AU2011234159B2 (en) Hydrogen/syngas generator
RU2560363C2 (ru) Способ риформинга углеводородов
RU2516527C2 (ru) Системы и способы производства сверхчистого водорода при высоком давлении
US11591214B2 (en) Process and system for producing synthesis gas
US7578669B2 (en) Hybrid combustor for fuel processing applications
ES2373987T3 (es) Separación de oxígeno.
US9561968B2 (en) Methods and systems for producing and processing syngas in a pressure swing adsorption unit and making ammonia therefrom
US7569085B2 (en) System and method for hydrogen production
US20230294985A1 (en) Low carbon hydrogen fuel
EA038495B1 (ru) Способ осуществления риформинга
CN105820036A (zh) 使用部分氧化生产甲醇的方法和系统
US8894967B2 (en) Process for the production of highly thermally-integrated hydrogen by reforming a hydrocarbon feedstock
DK201700696A1 (en) A system and process for production of a synthesis gas
UA126249C2 (uk) Система і спосіб виробництва синтез-газу
DK201700695A1 (en) System and process for synthesis gas production
UA78671C2 (en) Process for obtaining heating fluid as indirect heat source for carrying out endothermic reactions, method for carrying out endothermic reactions, method for carrying out reaction of hydrocarbon reforming in the reformer of exchange type and use of water in the form of vapor, in the process for obtaining heating fluid
EA037465B1 (ru) Способ получения синтез-газа для производства аммиака посредством риформинга углеводородов
EA040289B1 (ru) Система и способ для получения синтез-газа
CN205419767U (zh) 用于生产氢的设备
JPH09227103A (ja) 水素製造装置
EA044781B1 (ru) Способ и система для получения синтез-газа
EA046288B1 (ru) Низкоуглеродное водородное топливо