專利名稱：組合的合成氣分離和lng生產方法及系統的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種用于分離包含一氧化碳、氫和甲烷的合成氣甲烷混合 物的方法和系統，以及生產合成氣和液態甲垸氣(LNG)的方法和系統。
背景技術：
在很多用于生產合成烴產物比如石蠟、醇等的方法中，必須生產作為 進料流以適當比例用于在合適催化劑上的反應的一氧化碳和氫的合成氣 流。Fischer-Tr叩sch方法是熟知的，并且被經常用于這種目的。合成氣混 合物可以通過下列多種方法來制備，比如煤或其它烴材料的井下氣化、甲 垸的蒸汽轉化、在地表的烴材料比如煤的部分氣化等。在這些方法中，一 氧化碳和氫通常與甲烷、酸性氣體比如硫化氫、二氧化碳等以及可能的焦 油、微粒等共同被制備。這些材料對用于將一氧化碳和氫轉化成其它產物 的催化過程是有害的。因此，在必要時，通常在生產之后通過已知技術處 理合成氣混合物，以移除焦油、微粒和水。類似地，二氧化碳和硫化氫容 易通過己知的技術比如胺洗滌等被移除。
LNG的生產可以使用混合型制冷系統以及其它類型的制冷系統比如 級聯系統等來完成。作為用于液化天然氣的混合型制冷方法例證的有在如 下專利中所示的混合型制冷系統在1977年7月5日授權給Leonard K. Swenson(Swenson)并且轉讓給J. F. Pritchard和公司的美國專利4,033,735 以及在1997年8月19日授權給Brian C. Price(Price)并且轉讓給Pritchard 公司的美國專利5,657,643。這些參考文獻的全部內容都通過引用結合在 此。
通常地，主要為液化甲烷的LNG的生產可以使用混合型制冷系統， 比如上述那些來完成，但是一氧化碳和氫在流中的存在需要另外的處理， 因為一氧化碳和氫在LNG冷凝溫度下不冷凝。通常使用的主要分離步驟 是合成氣分餾塔，該分離塔需要接近-177。C的塔頂溫度。為了進行這種分離，分餾塔冷凝系統需要低溫制冷劑。對于這種系統，氮是提供這種低溫 應用的一種良好選擇。
結果，繼續尋求的是將一氧化碳和氫與甲烷經濟地分離的改進方法。
根據本發明，這種分離通過在用于將含有一氧化碳、氫和甲烷的氣流 分離成含有一氧化碳和氫的氣流以及含有甲烷的液化氣流的方法中將甲 垸分離和液化而得以實現，所述方法包括在約4.0至約6.0 MPa的壓力
下，將進料氣流冷卻到約-145至約-160。C的溫度，以產生冷混合氣液流；
以及將所述冷混合氣液流分餾，以產生一氧化碳和氫流以及包含甲烷的液
化氣流。
本發明還包括一種系統，所述系統用于將包含一氧化碳、氫和甲垸的
進料氣流分離成包含一氧化碳和氫的一氧化碳/氫(C0/H2)氣流以及包含甲
烷的液化氣流，所述系統包括制冷熱交換器，其具有進料氣流進口、制 冷劑進口、制冷劑膨脹閥、廢制冷劑出口以及冷混合氣液流出口；冷分離
器，其具有與來自所述制冷劑熱交換器的所述冷混合氣液流出口流體連通
的冷混合氣液流進口，并且具有冷氣流出口和冷液流出口；分餾塔，所述 分餾塔具有與來自所述冷分離器的所述冷氣流出口流體連通，并且適合將 冷氣流送到所述分餾塔中的冷氣流進口 ，所述分餾塔具有與所述冷液體出 口流流體連通，并且適合將所述冷液流送到所述分餾塔中的冷液流進口、 分餾塔塔頂氣出口、回流進口和液化氣流出口； C0/H2氣流冷卻熱交換器，
其適合使分餾塔塔頂氣流與冷卻流進行熱交換接觸，以產生經過變冷
CO/H2氣流出口的變冷CO/H2氣流；回流罐，其具有分餾塔塔頂氣進口和 變冷CO/H2氣流進口中的至少一個、與所述分餾塔回流進口流體連通的回 流罐出口和回流罐塔頂氣出口；液化氣流熱交換器，其與回流罐塔頂氣出 口和來自所述分餾塔液化氣流出口的液化氣流流體連通，以使所述回流罐 塔頂氣出口流變熱，從而產生變熱的回流罐塔頂氣流和作為產物流排放的 變冷液化氣流；以及第一壓縮機，其與來自所述冷分離器的所述冷氣流出 口的所述冷氣流流體連通并且被所述冷氣流驅動，以產生膨脹的冷氣流并 且驅動第二壓縮機，所述第二壓縮機與所述變熱的回流罐塔頂氣流流體連
發明內容通，以壓縮所述回流罐塔頂氣流，從而產生CO/H2氣流。
圖1顯示了本發明的一個實施方案；以及 圖2顯示了本發明的一個選擇性實施方案。
具體實施例方式
根據本發明，將一氧化碳和氫以氣體形式回收，以及將甲烷以LNG 形式回收。
適宜地，進料壓力在約4.5至約6.0MPa的范圍內。此外，在根據本 發明的方法傳送進料之前，需要將該進料進行處理，以移除焦油、微粒、 酸性氣體等，使得所述流基本上為純的一氧化碳、氫和甲烷。
如果進料壓力低于4.5 MP，則應當考慮進料壓縮機以將進料氣體升壓 至4.5MPa以上而保持如圖1中所示的工藝的效率。精確的壓力通過工藝 條件的技術和經濟分析進行確定。
如果進料壓力低，即為2.5MPa，則該方法可以在沒有膨脹器/壓縮機 單元的情況下操作。效率將下降，但是使用所公開的方法，該方法可以實 現所需的分離。
另一個關鍵參數是由所述單元產生的合成氣(二氧化碳和氫)的壓力規 格。如果這種氣體在高于2.4MPa的壓力，則必須提供另外的進料或出口 壓力。如果基本上在比2.5MPa更低的壓力下生產合成氣，則可以提高工 藝效率，或者可以在保持相同的總工藝效率的同時降低進口壓縮(如果使用 的話)。
當進口氣體壓力小于約2.5 MPa時，圖2所示的選擇性實施方案被認 為更有效率。
在圖l所示的實施方案中，采用制冷熱交換器io作為主要的熱交換 器10。在這個容器中，通過進料管線12加入混合制冷劑。通常通過下列 方法生成所述混合制冷劑從熱交換器中回收廢制冷劑，將該廢制冷劑壓 縮并冷卻，將含有該混合制冷劑的液體和氣體組分分離，以及將這些組分 再組合以重新加入到熱交換器10中。如之前提及的這種類型的方法在所結合的參考文獻中有描述。
混合制冷劑由管線12進入熱交換器10，并且通過熱交換通道14到
達冷制冷劑管線16，然后該冷制冷劑管線16使混合制冷劑通過膨脹閥 18，以產生更低溫度的膨脹制冷劑，該膨脹制冷劑通過膨脹制冷劑管線 20，到達熱交換通道22，其中在混合制冷劑向上通過熱交換通道22時， 該混合制冷劑連續蒸發。將廢制冷劑通過管線24回收，并且通過所述的 再生用作新鮮的混合制冷劑。進料氣體通過管線26加入并且穿過熱交換 通道28以排出通過管線30，其包含在約-70至約-100。C的溫度下的冷卻 進料氣體。該冷卻氣體然后通過管線30以加熱用于分餾塔60的再沸器62。 在管線30中的氣體通過在再沸器62中的熱交換進一步冷卻。該氣體然后 經由管線32返回到熱交換器10，并且穿過熱交換通道34，以產生含有液 化甲烷、 一氧化碳和氫的冷混合流，該冷混合流在約-145至約-160。C的溫 度下的管線36中被回收。在一些情況下，將所述流從管線36送到管線104 中并且直接進入到分餾塔60中可以是適宜的。然而，在大部分的情況下， 在該實施方案中，將這種流送到冷分離器50中，在此主要包含甲烷的液 體被回收并且穿過管線54和控制閥55，以通常從冷分離器50在低于塔 頂流52的注入點的水平面注入分餾塔60中。
將來自冷分離器50的主要包含一氧化碳和氫的塔頂流從冷分離器50 經過管線52送到膨脹器56中。膨脹的氣流經由管線58，在通常比注入來 自管線54的液流的水平面高的水平面被送到分餾塔60中。
一氧化碳和氫在分餾塔60中與液體甲烷分離，以產生所需的產物。 來自分餾塔60的塔底流通過管線86被回收，并且通過管線86被送到熱 交換器84，在此它被以來自分餾塔60的塔頂餾出物64形式回收的CO/H2 流進一步冷卻。所得液化甲烷(LNG)通過管線88回收作為來自該工藝的有 價值產物。
為了實現所需的分離，在有些情況下，可以簡單地將在管線64中以 塔頂流形式回收的流通過管線106送到管線78中，然后送到回流罐80 中。在回流罐80中，將氣態流82回收，并且送到熱交換器84，然后通 過管線90以驅動通過軸94與膨脹器56軸連接的壓縮機92，以產生CO/H2 氣體的壓縮流，該壓縮氣流然后通過管線38被送到熱交換器10中的熱交換通道40，以從CO/H2氣流回收制冷值，該CO/H2氣流然后通過管線42 作為產物流排出。在一種優選操作中，來自分餾塔60的塔頂氣通過管線 64，以在熱交換器66中與適宜為液氮的流熱交換。變冷的一氧化碳和氫 然后通過管線78到達回流罐80，在此將一氧化碳和氫的流通過管線96 回收，并且送到泵98，然后作為回流流通過管線100送到分餾塔60。
氮以再循環氮流的形式被提供，其在熱交換器66中與一氧化碳和氫 熱交換之后，通過管線72被送到由電動機76供以動力的壓縮機74，其中 氮流被壓縮，并且經由管線44通過在熱交換器10中的熱交換通道46， 然后經由管線48返回到膨脹閥70、管線68和熱交換器66。在約1至約 2 MPa的壓力下，使用這種氮流將CO/H2氣流變冷到約-165至約-190。C的 溫度，并且優選約-175至約-180。C。
這種非常冷的CO/H2氣流理想地適合于在熱交換器84中使用，以進 一步冷卻液體甲烷流，從而產生所需的LNG。通過這種方法，在熱交換器 10中實現了主要的冷卻，如前所述，熱交換器io可以是多組分制冷劑熱 交換器、級聯冷卻工藝等。這樣能夠相對經濟地回收LNG以及一氧化碳 和氫，因為所有的熱移除都在制冷劑容器10中或者通過使用在熱交換器 10中冷卻的流的膨脹或壓縮完成的。與直接使用其它冷卻系統將全部的 CO/H2和甲烷流冷卻到用于分離的合適低的溫度的工藝相比，這是更有效 率得多的系統。此外，當全部流被冷卻而分離時，它仍然繼續將冷卻的流 分餾成CO/H2和甲烷流。
已經對所述方法進行了描述，下面將描述具體實例。尤其是，必要的 是在被加入到用于合成氣分離和LNG生產的熱交換器之前，送到熱交換 器的氣體被處理以移除不需要的組分。理想地，這種氣體處于高壓，比如 約4.8MPa，但是該方法在更高的進口壓力下以升高的效率操作，并且在 更低的進口壓力下以降低的效率操作。
進料氣體進入到制冷熱交換器單元中，在此它在首先通過該熱交換器 中變冷到約-80。C。然后，該氣體通過再沸器62用于使合成氣分餾塔再沸。 該氣體然后返回到主熱交換器，在此它進一步變冷到約-145至約-160。C， 并且優選變冷到約-150至約-152。C。然后將冷氣體在冷分離器中分離，其 中CO/H2氣體蒸氣被送到膨脹器部分，在此它膨脹，并且被送到在約-160至約-188。C、優選約-170至約-188。C的溫度下的合成氣分餾塔。然后，將
來自冷分離器的液體沿著所述塔更低地供給到分餾塔。分餾塔分離出作為
塔頂流的CO/H2以及作為塔底流的液體甲烷。塔頂冷凝器在約-165至約 -190°0并且優選約-177°(3的溫度運行。這種冷卻由氮制冷回路提供，所述 氮制冷回路通過使用在管線48中的膨脹閥70可以提供溫度從約-175至約 -198。C，優選在約-183。C的制冷。甲烷與塔頂流交換，以將甲烷過冷到約 -163。C。然后將CO/H2塔頂流送到壓縮機92，然后送到熱交換器10，以 從該流中回收寒流量(cold)。 CO/H2氣流然后在約30°C和在約2.4 MPa從 該工藝排出。
適宜地，在想要的給定進料流的情況下，具體地設計所述工藝，使得 可以充分地評價熱力學因素以設計該工藝。在有些情況下，通過管線36 分離回收的混合氣液流可能是不必要的，但是在多數情況下，據認為這是 適宜的。此外，盡管在有些情況下，可以消除氮，并且只是通過管線106 將塔頂流送到回流罐80，但是據認為使用所述的氮回路冷卻來自分餾塔 60的塔頂流是適宜的。
盡管當進料氣體的壓力為約4至約6 MPa時，優選上面論述的方法， 但是在壓力更低時，選擇性方法可以是適宜的。盡管上述公開的方法可以 在低至2.5MPa的壓力的情況下使用，或者如所述的，氣體進料可以在加 入到該工藝之前被壓縮，但是在某些情況下使用選擇性方法可以是適宜 的。
在圖2中，示出了這種選擇性方法。盡管這種方法類似于圖1所示的 方法，但是應注意到，沒有包含冷分離器50，并且沒有使用膨脹器冷卻在 高于液體的注入點的水平面從冷分離器到分餾塔的氣體。也沒有使用任何 壓縮機壓縮，從而加熱從熱交換器44回收，隨后被送到熱交換器10的 CO/H2氣流。在其它方面，所述方法非常類似，但是溫度可以根據所選擇 的特定操作方法而變化。在這兩種情況下，采用氮作為用于通過管線48 至膨脹閥70的通道的流，以產生在熱交換器66中使用的冷流，然后將氮 經由管線72和由電動機76供以動力的壓縮機74再循環至管線44。將壓 縮的氮通過管線44和管線46送到熱交換器10，以產生冷氮流，所述冷氮 流隨后如在膨脹閥70中所述那樣膨脹。在這兩種方法中，大部分的冷卻直接或間接在熱交換器10中完成。 膨脹閥70與氮流一起使用，該氮流通過管線72回收，并且返回到壓縮機
74中以再壓縮，并且在熱交換器10中冷卻。如所熟知的，氣流的壓縮增 加其溫度，所以當在熱交換器10中降低溫度時，將該流準備通過管線48 再循環回到膨脹閥70，在此它通過膨脹而冷卻以產生冷流。在其它方面， 如圖2,r示的方法的操作與圖1中的工藝流程相同。使用壓力為約1.0至 約2.5 MPa的進料氣流容易操作該方法。
這兩種工藝都接收由汽化或其它工藝產生并且同時包含甲烷和 C0/H2的流。這兩種流都是有價值的流，并且通過所公開的方法，都被單 獨地回收。用于分離和回收這些流的方法的難點在于盡管甲烷在所述工 藝溫度容易液化，但是C0/H2不是這樣。通過所公開的方法，利用各種傳 熱操作優化工藝效率。這樣同時實現了液化氣流和處在對另一種工藝的通 道等合適的溫度下的CO/H2流的有效率分離和生產。
盡管已經通過參考其某些優選實施方案描述了本發明，但是應指出所 述的實施方案本質上是說明性的，而不是限制性的，并且在本發明范圍內 的許多變化和更改都是可以的。通過審閱優選實施方案的上述說明，本領 域技術人員可以認為許多這樣的變化和更改都是顯而易見和適宜的。
權利要求
1.一種用于將包含一氧化碳、氫和甲烷的進料氣流分離成包含一氧化碳和氫的氣流和包含甲烷的液化氣流的方法，所述方法包括a)在約4至約6MPa的壓力下，將所述進料氣流冷卻到約-145至約-160℃的溫度，以產生冷混合氣液流；以及b)將所述冷混合氣液流在分餾塔中分餾，以產生一氧化碳和氫流(CO/H2)以及包含甲烷的液化氣體流。
2. 權利要求1所述的方法，其中所述冷混合氣液流被分離成氣流和液 流，并且使所述氣流膨脹，并且將膨脹的氣流和所述液流加入到分餾塔中。
3. 權利要求1所述的方法，其中所述進料氣流被冷卻到約-70至約 -100。C的選擇溫度，從制冷熱交換器通過以加熱用于分餾塔的再沸器，之 后返回到所述制冷熱交換器。
4. 權利要求1所述的方法，其中在約30°C的溫度下并且在約2.4 MPa 的壓力下，將所述一氧化碳和氫流作為產物流回收。
5. 權利要求1所述的方法，其中在分餾之后，將所述液化氣流與所述 一氧化碳和氫流進行熱交換。
6. 權利要求1所述的方法，其中來自所述分餾塔的CO/H2塔頂流的 至少一部分通過與氮熱交換而變冷，之后與以分餾塔塔底流的形式回收的 液化氣流進行熱交換。
7. —種系統，所述系統用于將包含一氧化碳、氫和甲垸的進料氣流分 離成包含一氧化碳和氫的一氧化碳/氫(CO/H2)氣流以及包含甲烷的液化氣 流，所述系統包括a) 制冷熱交換器，其具有進料氣流進口、制冷劑進口、制冷劑膨脹閥、 廢制冷劑出口以及冷混合氣液流出口；以及b) 分餾塔，其具有與所述制冷熱交換器冷混合氣液流出口流體連通的 冷混合氣液流進口 、 CO/H2氣流出口和液化氣流出口 。
8. 權利要求7所述的系統，其中所述系統包括熱交換器，所述熱交換 器與所述液化氣流出口和所述CO/H2氣流出口流體連通，并且適合使所述 CO/H2氣流與所述液化氣流進行熱交換接觸。
9. 權利要求7所述的系統，其中將所述CO/H2氣流送到回流罐，其中將所述CO/H2流的一部分經由管線從所述回流罐送到分餾塔上部的進口作為回流流。
10. —種系統，所述系統用于將包含一氧化碳、氫和甲烷的迸料氣流 分離成包含一氧化碳和氫的一氧化碳/氫(CO/H2)氣流以及包含甲烷的液化氣流，所述系統包括a) 制冷熱交換器，其具有進料氣流進口、制冷劑進口、制冷劑膨脹閥、廢制冷劑出口以及冷混合氣液流出口 ；b) 冷分離器，其具有與來自所述制冷劑熱交換器的所述冷混合氣液流出口流體連通的冷混合氣液流進口 ，并且具有冷氣流出口和冷液流出口 ；c) 分餾塔，所述分餾塔具有與來自所述冷分離器的所述冷氣流出口流體連通，并且適合將冷氣流送到所述分餾塔中的冷氣流進口，所述分餾塔 具有與所述冷液體出口流流體連通，并且適合將所述冷液流送到所述分餾塔中的冷液流進口、分餾塔塔頂氣出口、回流進口和液化氣流出口；d) CO/H2氣流冷卻熱交換器，其適合使分餾塔塔頂氣流與冷卻流進行 熱交換接觸，以產生經過變冷CO/H2氣流出口的變冷CO/H2氣流；e) 回流罐，其具有分餾塔塔頂氣進口和變冷CO/H2氣流進口中的至少 一個、與所述分餾塔回流進口流體連通的回流罐出口和回流罐塔頂氣出f) 液化氣流熱交換器，其與回流罐塔頂氣出口和來自所述分餾塔液化 氣流出口的液化氣流流體連通，以使所述回流罐塔頂氣出口流變熱，從而 產生變熱的回流罐塔頂氣流和作為產物流排放的變冷液化氣流；以及g) 第一壓縮機，其與來自所述冷分離器的所述冷氣流出口的所述冷氣 流流體連通并且被所述冷氣流驅動，以產生膨脹的冷氣流并且驅動第二壓 縮機，所述第二壓縮機與所述變熱的回流罐塔頂氣流流體連通，以壓縮所 述回流罐塔頂氣流，從而產生C0/H2氣流。
11. 權利要求10所述的系統，其中變熱的冷卻流壓縮機處于與所述 CO/H2氣流冷卻熱交換器出口和進入所述熱交換器中的變熱的冷卻流進口 流體連通的形式。
12. 權利要求10所述的系統，其中來自所述冷分離器的所述冷氣流出口與冷氣體膨脹器流體連通，所述冷氣體膨脹器具有與進入所述分餾塔中 的所述冷氣流進口流體連通的減壓冷氣體出口。
13.權利要求10所述的系統，其中所述系統包括氮制冷劑回路，其中氮被壓縮冷卻并且膨脹以產生所述冷卻流。
全文摘要
本發明提供一種組合的合成氣分離和LNG生產方法及系統，所述方法和系統用于將包含一氧化碳、氫和甲烷的進料氣流分離成包含一氧化碳和氫的氣流和包含甲烷的液化氣流。所述方法包括在約4至約6MPa的壓力下，將進料氣流冷卻到約-145至約-160℃的溫度，以產生冷混合氣液流；以及將所述冷混合氣液流在分餾塔中分餾，以產生一氧化碳和氫流以及包含甲烷的液化氣流。所述系統包括制冷熱交換器，其具有進料氣流進口、制冷劑進口、制冷劑膨脹閥、廢制冷劑出口以及冷混合氣液流出口；以及分餾塔，其具有與所述制冷熱交換器冷混合氣液流出口流體連通的冷混合氣液流進口、CO/H<sub>2</sub>氣流出口和液化氣流出口。
文檔編號F25J3/02GK101650112SQ20081014595
公開日2010年2月17日 申請日期2008年8月14日 優先權日2008年2月15日
發明者布瑞·C·普里斯 申請人:布萊克和威琪公司