CN1438065A - 气体净化设备和方法 - Google Patents
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Abstract
用于净化气体流的设备，它包括热交换器、整体式载体催化剂系统，该系统下游端与热交换器，即，一种管壳式热交换器，的进口处于流体联通连接，该催化剂系统包含由具有贯通通道的整体式一元化载体承载的催化剂，该载体具有一长度和在该长度相反两端的上游和下游端，其中所述载体的直径是热交换器壳体直径的一半～二倍，其中所述载体的下游端与所述管子的进口处于流体联通连接，连接二者的通路长度不超过载体长度且其直径在任何一点均不小于所述载体直径与所述壳体直径当中较小者。
Description
技术领域
本发明涉及诸如二氧化碳、氦气及氩气之类工业气体的净化，特别是通过催化辅助技术清除烃类和/或氧气。
发明背景
工业气体常常要求满足纯度规定。为达到这些规定，必须从气体中清除各种各样杂质。催化燃烧在许多杂质的清除中发挥作用。催化剂的使用使得燃烧得以在比不使用催化剂低的温度进行，尽管仍然要求高达1000°F的温度。
在气体净化领域，有许许多多催化燃烧的应用实例。它被用于从二氧化碳中清除烃类污染。按此种方式清除的烃类包括乙烷、苯、甲醇、乙醇和乙醛。需要的话，向二氧化碳中加入氧，催化燃烧将烃类转化为二氧化碳和水。水很容易从下游干燥床中移出。还可通过向二氧化碳流中加入氢并令其从催化剂流过而除氧，结果生成水。此种方式用在要求低氧含量的“使用现场”净化器中。氢气从氦气中清除也采用此种技术，因为这两种气体很难通过诸如蒸馏之类的其他方式分离。氧气被加入到氦气中，于是催化燃烧将氢气转化为水。水和多余氧很容易从氦气中清除。催化燃烧也应用在氩气净化中。由于氧气与氩气很难通过蒸馏分开，于是将氢气加入到氩气流中，并在催化剂上与氧气燃烧生成水。水很容易从氩气中清除掉。
在所有上面列举的催化燃烧应用中，热管理占据非常重要的地位。烃类在二氧化碳中的催化燃烧要求500～1000°F的温度。倘若必须花费能量将二氧化碳加热到如此高的温度，此种方法势必不经济。必须从热气体中回收热量并将其转移到进料气中以减少其加热所需能量，并最终使该方法成本合算。在所有催化燃烧应用中，污染物燃烧期间都将产生热量。这部分热量当燃烧发生在高温时被用来预热进料气，然而在所有情况下它都必须从气体流中撤出，以便使该气体的进一步下游加工得以进行。
催化燃烧是从气体中去除杂质的熟知技术，且现有技术中不乏其应用实例。当通过与氧起反应从气体中清除烃类和氢气时通常称其为催化氧化，其中在烃类的情况下生成二氧化碳和水，而在氢气的情况下仅生成水。当通过与氢气起反应生成水来清除氧时，该燃烧过程被称为“脱氧”。
一般性催化氧化系统在文献中做了描述(Kohl和Nielsen，1997)，用于从空气流中清除挥发性有机化合物。该催化氧化系统由三种单元操作组成：热交换器、燃烧器和催化剂床。待净化空气经由热交换器的一侧穿过，在此它通过与离开催化剂床的热气体间接接触被加热。预热的空气随后流到催化剂床中，在此它通过与来自燃烧器的热燃烧气体混合，温度进一步升高。该热混合物的温度高到足以在催化剂上发生氧化反应。热空气穿过催化剂流动，其间挥发性有机化合物与氧起反应生成二氧化碳和水，它们已不再是有害污染物了。该反应放热，故空气流的温度有所升高。净化的热空气离开催化剂床并流入热交换器，在此它通过与进料空气间接接触而冷却。
需要利用燃料在燃烧器中燃烧而向空气中加入的热量取决于三个因素：空气中可燃污染物的数量、热交换器效率和单元操作之间的热损失量。空气中含有的污染物越多，则其燃烧产生的热量也越多。倘若存在足够的污染物，将不需要加入热量。由于气体对气体的传热效率差，要想从离开催化剂床的净化空气中将全部热量回收到被污染的进料空气中，是不可能的。增加回收的热量要采用较大因而较昂贵的热交换器或一个以上热交换器来实现。任何在催化剂床与热交换器之间，热交换器与加热器之间以及加热器与催化剂床之间的热损失，都将增加要求加热器提供的能量。尽可能减少热损失将降低空气的加热成本。
Kohl和Nielsen所描述的系统中，催化剂通常由铂族金属沉积在氧化铝载体上构成。该载体采取排列在充填反应器床层中的片粒形式，或者采取在其内部通道涂以催化剂材料的整体结构形式。老式设计一律采用片粒催化剂，而比较现代的体系则常常采用整体式。
图1表示一种已知的二氧化碳净化系统。含杂质的二氧化碳进料101中的烃类在催化剂上被氧化为二氧化碳和水。该催化氧化系统同样也由三种单元操作组成：热交换器102、加热器103和催化剂容器104，它们全都是通过适当管线连接的界限分明的单元。二氧化碳经由管壳式热交换器102的壳侧流过而预热，穿过补充加热器103从而加热到反应温度，穿过催化剂容器104使烃类起反应，并流经热交换器102的管侧而冷却。净化的二氧化碳流107继续流往二氧化碳装置中的进一步加工工序。
如果二氧化碳含有足够的可燃污染物，其温度将升高到将进料气加热到过高温度的程度。在这种情况下，一部分进料气将通过由旁通阀106控制的旁通管线105绕过热交换器而短路流过。这部分冷短路气体与预热气体在进入反应器之前混合，从而建立恰当的初始燃烧温度。补充加热器103通常是电加热器。催化剂包含在片粒形式氧化铝上沉积的铂族金属。二氧化碳装置中的催化氧化单元的操作在两个方面不同于Kohl和Nielsen所描述的系统。必须向二氧化碳中加入氧才能在催化剂上发生燃烧；然而在空气净化期间则总是有足够的氧存在。二氧化碳净化发生在大约300psig的压力下；而空气却是在常压下进行加工的。
催化氧化用于从二氧化碳中清除烃类的应用描述在美国专利3,317,278和4,460,395中。在这两篇专利中，催化氧化系统都由分别用作热交换器、加热器和催化剂容器的单独容器组成。
催化氧化此前曾被用来在氦气装置中从氦气中清除氢气。通过向氦气中加入氧并利用它来氧化氢气，除掉了大约2％的氢气含量。氦气净化催化氧化的设备安排与上面有关二氧化碳和空气的描述略有不同。氢气与氧反应的温度比烃类的低得多，因此热量回收不是重要问题。相反，必须从净化的氦气中撤热，以便它能够进一步加工。含氢和氧的氦气流稍加预热至大约150°F。它流入到催化剂容器中，在此一部分氢与氧起反应。在此种催化剂上要完全除掉氧则不可能，因为那样由燃烧造成的温升将过大，从而可能破坏催化剂。部分净化的热氦气流流经热交换器，在此与冷却流体换热。随后，它流经另一个催化剂床，在此剩下的氢气起反应。以后的加工步骤将氦气进一步冷却并移出氢在氧化期间生成的水。氦气装置的催化氧化部分由五个单独的容器组成：一个加热器、两个催化剂容器和两个热交换器。催化剂由氧化铝上沉积铂族金属制成的片粒组成。
催化燃烧还曾被用来从氩气中清除氧。在这种情况下，该过程被称为“脱氧”。含约1.5％氧的来自粗氩气塔的液态氩经过蒸发，然后在该气体流中加入氢气。混合物经压缩，送至催化剂床，在此氢与氧起反应。气体在该反应中被加热，于是在反应器下游的热交换器中将其冷却。反应中生成的水在该热交换器的下游从氩气流中除掉。该脱氧系统由两个单独的容器组成：催化剂容器和热交换器。催化剂由表面沉积了铂族金属的氧化铝片粒组成。
脱氧单元用来从氩气中清除氧的应用描述在许多文献中。Latimer的一篇文章(1967-02)便是一例。美国专利6,168,774描述一种从氮气中清除氧的小规模紧凑脱氧系统。
由于催化燃烧系统中进料气的加热成本可能如此昂贵，以致文献中出现有关热综合利用(heat integration)的报道。Eigenberger和Nieken(1994-01)讨论了通过更好地综合配置催化剂床与热回收机制所获得的好处。它们大部分专注于再生性热回收上。再生性热回收涉及被冷却和被加热流体与大的热物质(thermal mass)之间的直接接触。再生性热回收的一个例子是热气体从加热它的耐火材料上流过。然后，切换气流路径，冷气体流过该热耐火材料并被其加热。本发明不是涉及再生性热回收。同流换热的热回收涉及两股流体在热交换器中的间接接触，因此本发明涉及的是同流换热的热回收。当Eigenberger和Nieken真正考虑同流换热热回收时，它们建议用催化剂充填热回收热交换器的管子。虽然就热回收而言是高效的，但是该方法很可能给系统带来额外花费。本发明不涉及将催化剂加载到管壳式热交换器的管子中。
美国专利5,914,091提出一种挥发性有机化合物清除用的使用点催化氧化单元。该紧凑单元设计成坐落在充分隔热的小室内以尽量减少热损失。热交换器和催化剂容器彼此靠近但它们仍为彼此分开的容器。容器之间的区分，在该应用场合不像在较高压力场合那样重要，因为该应用场合处理的是基本上处于大气压压力的气体。
然而，目前依然存在着对提供本发明提供的综合特征又克服了各种缺陷的系统的需要。
发明内容
本发明一个方面是用于净化气体流的设备，包括：
(a)管壳式热交换器，包括壳程进口和与壳程进口处于流体联通的壳程出口，还包括大量管子，每根管子具有进口和出口；
(b)催化剂系统，包括由具有贯通通道的整体式载体承载的催化剂，该载体具有一长度以及位于该长度相反两端的上游和下游端，其中所述载体的直径介于热交换器壳体直径的一半到两倍，且其中所述载体的下游端与所述管子的进口由一种长度不超过载体长度、在任何一点的直径不小于所述载体直径和所述壳体直径二者当中较小者的通路连接成流体联通状态；以及
(c)待净化气体源，与所述载体的所述上游端处于流体联通。
本发明另一个方面是净化气体流的方法，包括使该气体通过处于能从所述气体流中有效去除一种或多种污染物的条件下的所述设备。
本文所使用的术语“管壳式热交换器”是这样的热交换器，它包括：大量彼此大致平行排列的管子，管子外表面彼此相隔一定间距；一对板(通常称之为“管板”)，管子穿过该板并且管子外表面在管子的每一端处或其近处密封至板上；以及外壳，它包围着所有管子并且在管板的外边缘密封，从而限定了一个里面装着所有管子的围成的空间。在热交换器两端，外壳还延伸到超过管板，且每一端通常终止于法兰连接。法兰连接与管板之间的容积称作“热交换器罩”。
本文使用的术语载体、外壳和通路的“直径”，若物体断面是圆形的话，是该圆的直径，而倘若断面不是圆的话，则是过断面中心在断面边缘上两点之间可能画出的最长线段的长度。
本文使用的术语通路“长度”是载体下游端与每个管子进口之间的距离之和除以这些管子的数目的值。
附图简述
图1是一种已知的二氧化碳流净化系统流程图。
图2是本发明二氧化碳流净化系统流程图。
图3是图2系统一部分的纵剖面图。
图4是本发明氩气净化系统流程图。
图5是本发明氦气净化系统流程图。
图6是另一种本发明氦气净化系统流程图。
图7是另一种本发明二氧化碳净化系统流程图。
图8是图7系统一部分的纵剖面图。
发明实施方式
本发明提供一种能以较低基本投资制造的催化燃烧系统。它还可减少从系统泄漏的热量；这在要求向系统输入热量的情况下将降低操作成本。所有采用同流换热热交换的压力催化燃烧方法的现有技术都表现为具有分开的催化剂容器和热交换器的系统。本发明利用一元化、整体催化剂载体的特性将催化剂直接与热交换器偶联。该催化剂安装在双端法兰管件(spool piece)中，后者通过法兰连接安装在热交换器罩上。热交换器的成本维持不变，而双端法兰管件的成本却大大低于单独的催化剂容器。这对于压力系统尤其有利，因为它将减少必须符合规范、具有耐压保护能力的压力容器的数目。在热交换器相反两端采用两个催化剂床将更多地得益于本发明。在这类情况下，装有催化剂的双端法兰管件安装在热交换器的两端，压力容器的数目从三个减少到一个。整体式催化剂的采用还使得催化燃烧系统能够沿任意取向来定位，以更好地将系统结合到整个装置中。基于片粒的催化燃烧系统必须将催化剂容器沿垂直位置取向。采用催化剂与热交换器之间的紧密偶联，使从系统逸出的热量比采用位于催化剂容器与热交换器之间的配管时更少。热损失的减少意味着，在要求加入热量的情况下为达到反应温度必须加入的热量较少。结果，操作成本下降。
优选的是，热交换器是圆筒形。还优选，该整体式催化剂载体是圆筒形并坐落在圆筒形外壳(或“双端法兰管件”)内，该外壳至少与催化剂载体一样长，更优选更长。距离催化剂载体最近的热交换器管子的进口，与距离该进口最近的催化剂载体的这一端，彼此相距不超过载体长度的距离。热交换器壳体与该圆筒形外壳优选具有相同直径，而在直径不同的情况下，可用适当形状的板材制作连接。催化剂载体的外径比圆筒形外壳的内径略小(约0.1英寸～0.5英寸)，以便载体能坐落在外壳的内部。
典型尺寸是：热交换器和催化剂载体的直径各为1～36英寸；长度，催化剂载体是3～84英寸。通路，亦称催化剂载体与热交换器管子进口相邻端之间的自由空间，通常长3～18英寸。
本发明将在下面的范例实施方案中做进一步描述。
生产装置中的二氧化碳净化。二氧化碳净化的催化氧化系统示于图2。二氧化碳流10以280～340psig的压力和约150～200°F的温度进入管壳式热交换器11的壳程。二氧化碳流10包含足够氧，以便在催化剂上通过反应将污染物氧化。二氧化碳流10中的氧可以是来自气源本身或者是为催化氧化专门注入的。过量氧监测器坐落在反应器下游，通常在气体冷却之后。来自该监测器的信号用来控制以液氧、VPSA氧或者物流10上游的空气等形式注入氧。该控制系统通常将反应器下游的氧含量维持在500～2500ppm的水准。倘若显著数量的氧存在于二氧化碳源气体中，该水准可能比较高。工艺过程中各种不同位置的二氧化碳组成示于表1。二氧化碳通过与逆流通过热交换器管程的热气体进行热交换而被加热。二氧化碳以450～950°F的温度经管子12离开热交换器的壳程。它流经电加热器13，从而使其温度升高到550～1050°F。(反应要求的温度取决于必须清除的污染物种类和数量。)随后，二氧化碳经由管子15流入催化剂双端法兰管件19。
催化剂双端法兰管件更详细地表示在图3中。该双端法兰管件装有整体式催化剂18，并由法兰连接直接连在热交换器11的罩上。在这一以及本发明所有其他实施方案中，任选的气体分配器16可安装在双端法兰管件的上游并靠近其进口，以保证气体均等地分配到所有催化剂通道中。此种任选的分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。二氧化碳中的可被氧化的污染物在穿过整体式催化剂的过程中与氧起反应。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。二氧化碳以550～1050°F的温度离开催化剂双端法兰管件。跨越催化剂两端的温升取决于物流中存在多少污染物以及这些污染物中有多少在催化剂上被氧化。
再次看图2，离开催化剂载体之后，二氧化碳流17流过双端法兰管件19的其余部分进入管壳式热交换器11的管程。它与进料流10呈逆流地流动。热交换作用加热流10、冷却离开催化剂双端法兰管件的热气体。净化的二氧化碳作为流20离开热交换器。在此点，其温度介于250～300°F，此后它继续接受二氧化碳生产装置中的其他加工。这些加工包括骤冷、除水、用吸收剂干燥、液化以及轻质污染物的汽提。
如果二氧化碳流中污染物含量足够高，流17的温度可升高到由于过多热量转移到流12中，导致反应器进口温度开始上升的地步。若出现此种情况，进料流10的一部分可绕过热交换器11经由旁通控制阀14短路。调节通过旁通的气体流数量，以获得恰当的反应器进口温度。当旁通阀打开时，气体继续经加热器流过，但不向加热器供能量。该系统不限于如图2所示的按垂直布置的操作。
氩气净化。氩气净化用的脱氧系统示于图4。含约1.5％氧的氩进行蒸发，然后向该流中加入足量氢气以便与存在的全部氧起反应。过程中各种不同位置的氩气流组成示于表2。混合物压缩到40～70psig，此时其温度为约70°F。该压缩的氩、氧和氢的混合物被表示为流30。流30流入催化剂双端法兰管件32并流过整体式催化剂33。该双端法兰管件的详图虽未给出，但它看上去将与图3中所述为二氧化碳净化所画的那样相同。气体分配器31可安装在靠近双端法兰管件进口处，以保证气体均等地分配到所有催化剂通道中。此种任选的分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。氩气中的氧和氢在催化剂上起反应。氩气流被该反应加热。净化的热氩气流35离开催化剂双端法兰管件并进入管壳式热交换器34的管程。双端法兰管件32与热交换器34通过法兰连接彼此直接相连。氩气流通过与逆流地通过热交换器壳程的水或其他冷却流体之间的热交换而冷却。冷却的氩气流以100～200°F的温度、作为流36离开热交换器，此时其氧含量降低到仅有几个ppm。流36将在氩气生产装置中接受进一步加工。冷却水或其他冷却流体作为流37进入热交换器34。随着它从热氩气流取出热量，它被加热，然后它作为流38离开热交换器。该系统不限于图中所述的水平布置。
氦气净化。氦气净化的催化氧化系统示于图5。氦气取自400～600psig的管线。在此点，它可包含高达4～5％氢和3％甲烷。氦气在加热器(未表示)中被略微预热到大约150°F。该高压氦气流是流40。氧通过流39加入到流40中。氧加入量的选择应使得全部氧与氢起反应所产生的热量将不致使该气体流的温度升高到超过约750°F；在这样的温度下，不希望发生的流中甲烷的燃烧可能开始。过程中各种不同位置的氦气流组成示于表3。氦、氢、甲烷和氧的混合物送入催化剂双端法兰管件42并流经整体式催化剂43。该双端法兰管件的详图虽未给出，但它看上去将与图3中所述为二氧化碳净化所画的那样相同。气体分配器41可安装在靠近双端法兰管件进口处，以保证气体均等地分配到所有催化剂通道中。此种任选的分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。氦气中的氧和氢在催化剂上起反应。氦气流被该反应加热。部分净化的热氦气流44离开催化剂双端法兰管件42并进入管壳式热交换器45的管程。双端法兰管件42与热交换器45通过法兰连接彼此直接相连。氦气流通过与逆流地通过热交换器壳程的水或其他冷却流体之间的热交换而冷却。冷却、部分净化的氦气流46以100～200°F的温度离开热交换器并进入催化剂双端法兰管件47。该双端法兰管件47的详图虽未给出，但它看上去将与图8中所述为使用现场二氧化碳净化所画的那样相同。双端法兰管件47与热交换器45通过法兰连接彼此直接相连。添加的氧随流55经过进口56加入到氦气流中。该进口旨在将氧气沿着双端法兰管件整个断面分布。十字形注入器具有分度的一系列孔从双端法兰管件中心向外延伸在每条臂(arm)上，旨在跨每个孔两侧达到恒定压降，这就是适当进口的一个例子。该注入器将迎着氦气流流动方向注入氧。也可采取其他注入器式样，只要它们能充分分散氧。加入的氧量应足以与氦气流中剩下的氢起反应。气体流通过气体分配器49流过从而保证，气体均等地分配给所有催化剂通道。此种分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。随后，氦气流流经整体式催化剂48，在此剩下的氢与氧起反应。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。氦气中的氢含量降低到只有几个ppb。氦气作为流50离开双端法兰管件47，然后它接受氦气生产装置中的进一步加工。冷却水或其他冷却流体作为流52进入热交换器45。随着它从氦气流中取出热量，它同时被加热，并作为流53离开热交换器。氦气流50在它接受氦气装置中进一步加工之前必须进行冷却。
图5中所示系统设想用一种独立的热交换器来完成该冷却，而在图6中则表示出本发明的一种不同实施方案。这里，第二管壳式热交换器59通过法兰连接连到双端法兰管件47上。氦气流流经该热交换器的管程并通过与流经热交换器壳程的冷却流体进行热交换而冷却。这两个系统均不局限于图中所示的水平布置。
使用现场的二氧化碳净化。图7表示一种催化氧化系统，它先从二氧化碳中去除烃类，然后去除氧化后剩余的过量氧。该系统可供要求其二氧化碳中烃类和氧含量都低的用户使用。该系统设计成用于安装在用户现场。二氧化碳取自液态二氧化碳产品罐并蒸发。在催化氧化之前，可进行其他净化操作。由于该二氧化碳是“成分级”(ingredientgrade)产品，因此烃类含量水平即便在催化氧化单元之前也很低。氧以10～100ppm的水平加入到二氧化碳中。该二氧化碳蒸汽流是流60。过程中各种不同位置的二氧化碳流组成示于表4。流60以250～310psig的压力和约60～110°F的温度进入管壳式热交换器61的壳程。二氧化碳通过与逆流地流经热交换器管程的热气体之间的热交换被加热。该二氧化碳作为流62以450～950°F的温度离开热交换器的壳程。它流经电加热器63，于是其温度升高到550～1050°F。(反应要求的温度取决于需要清除的污染物。)随后，加热的二氧化碳流64流入催化剂双端法兰管件65。该双端法兰管件装有整体式催化剂67，并通过法兰连接直接连接到热交换器61罩上。气体分配器66可安装在靠近双端法兰管件进口处，以保证气体均等地分配到所有催化剂通道中。此种任选的分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。二氧化碳中的可被氧化污染物随着从整体式催化剂上通过而与氧起反应。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。二氧化碳以接近其进口温度的温度离开催化剂双端法兰管件。即便有温升也很少，因为二氧化碳的污染程度很低。离开双端法兰管件之后，净化的二氧化碳流68流入热交换器61的管程。它相对于进料流60呈逆流流动。热交换作用起到加热流60和冷却离开催化剂双端法兰管件的热气体的作用。净化并冷却的二氧化碳流69离开热交换器的管程并流入催化剂双端法兰管件70。双端法兰管件70的详图示于图8。在此点，二氧化碳流69的温度介于150～250°F，它包含为促进烃类燃烧所需要的略微过量的氧(10～50ppm)。二氧化碳中的氧量用氧分析仪测定，而与之起反应的化学计量的氢则通过进口71加入。该进口旨在将氧沿着双端法兰管件整个断面分布。十字形注入器具有分度的一系列孔从双端法兰管件中心向外延伸在每条臂上，旨在跨每个孔两侧达到恒定压降，这就是适当进口的一个例子。该注入器迎着二氧化碳流流动方向注入氧。也可采用其他注入器式样，只要它们能充分分散氧。气体流通过气体分配器73流过从而保证，气体均等地分配给所有催化剂通道。此种分配器可由多孔板或者某种其他分散器件组成。随后，二氧化碳流流经整体式催化剂75。催化剂由沉积在整体式基材上的铂族金属构成。整体式构件呈陶瓷蜂窝、陶瓷泡沫体或金属箔等形式。氢与氧在催化剂上起反应，二氧化碳的氧含量被净化到低于0.1ppm的水平。二氧化碳以流79离开催化剂双端法兰管件并继续接受进一步加工或送往用户。该系统不限于如图所示的水平布置操作。
任何催化剂均可使用，只要它促进氧与烃类或者氧与氢，视情况而定，之间的反应。替代电加热器，可采用烧天然气的加热器或其他热源。催化剂载体与热交换器之间不涉及法兰的其他偶联方法也可采用，并视为属本发明范围之内。一种替代的偶联方法的例子是将管板放在距离热交换器壳体端部一定距离处并将催化剂载体安装在壳体的未被管子占据的部分中；于是催化剂载体的外壳将是壳体本身而不是直接连接在壳体上的双端法兰管件。
| 表1、二氧化碳净化期间典型流的组成 | ||
| 含杂二氧化碳(流10) | 净化二氧化碳(流20) | |
| CO2 | 99％ | ～99％ |
| H2O | ～6000ppm | ～9000ppm |
| O2 | ～3500ppm | ～1000ppm |
| CH4 | ～1000ppm | ～500ppm |
| 其他烃类 | ～500ppm | ＜3ppm |
| BTEX(苯、甲苯、乙苯、二甲苯) | ～3ppm | ＜10ppb |
| 表2、氩气净化期间典型流的组成 | ||
| 含杂氩(流30) | 净化氩(流36) | |
| 氩 | ～95％ | ～99％ |
| H2 | ～3％ | ＜0.5％ |
| O2 | ～1.5％ | ＜5ppm |
| 表3、氦气净化期间典型流的组成 | |||
| 含杂氦(流40) | 部分净化的氦(流44) | 净化的氦(流50) | |
| 氦 | ～70％ | ～71％ | ～72％ |
| H2 | ～4％ | ～1.5％ | ＜5ppb |
| N2 | ～23％ | ～23％ | ～23％ |
| CH4 | ～3％ | ～3％ | ～3％ |
| H2O | 不计 | ～1％ | ～2％ |
| O2 | 不计 | ～0％ | ＜0.5％ |
| 表4、使用现场二氧化碳净化期间典型流的组成 | |||
| 成分级二氧化碳(流60) | 部分净化的二氧化碳(流68) | 净化的二氧化碳(流79) | |
| CO2 | ～99.5％ | ～99.5％ | ～99.5％ |
| H2O | ＜10ppm | ＜60ppm | ＜60ppm |
| O2 | 10-100ppm | 10-50ppm | ＜0.1ppm |
| H2 | 不计 | 不计 | ＜10ppm |
| 烃类 | 2-15ppm | ＜0.5ppm | ＜0.5ppm |
| BTEX(苯、甲苯、乙苯、二甲苯) | ＜100ppb | ＜5ppb | ＜5ppb |
Claims (7)
1.一种用于净化气体流的设备，包括：
(a)管壳式热交换器，包括壳程进口，和与壳程进口处于流体联通的壳程出口，还包括大量管子，每根管子具有进口和出口；
(b)催化剂系统，包括由具有贯通通道的整体式载体承载的催化剂，该载体具有一长度和位于该长度的相反两端的上游和下游端，其中所述载体的直径介于热交换器壳体直径的一半到两倍，且其中所述载体的下游端与所述管子的进口由一个长度不超过载体长度、在任何一点的直径不小于所述载体直径和所述壳体直径二者当中较小者的通路连接成流体联通状态；以及
(c)待净化气体源，与所述载体的所述上游端处于流体联通。
2.权利要求1的设备，其中热交换器的第一出口与催化剂载体上游端处于流体联通的连接。
3.一种净化包含主要组分和至少一种杂质的气体流的方法，包括提供权利要求1的设备，其中催化剂能催化所述气体流中的至少一种杂质的反应，将气体流送入处于能有效地从所述气体流中清除一种或多种杂质的条件下的所述设备的催化剂的上游端，借此，所述气体流中的所述至少一种杂质被催化转化为副产物，并通过将所述气体流从所述催化剂的下游端送入所述热交换器的第二进口再送出第二出口而从所述气体流中撤热。
4.权利要求3的方法，还包括通过将所述气体流送入所述热交换器的第一进口再送出第一出口将所述气体流加热，然后送入所述催化剂的上游端。
5.权利要求3的方法，其中所述气体流的主要组分是二氧化碳，所述气体流包含一种或多种烃类作为杂质，所述方法从所述气体流中清除烃类。
6.权利要求3的方法，其中所述气体流的主要组分是氩气，所述气体流包含氧作为杂质，所述方法从所述气体流中清除氧。
7.权利要求3的方法，其中所述气体流的主要组分是氦气，所述气体流包含氢作为杂质，所述方法从所述气体流中清除氢。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20070228 Termination date: 20170814 |