[go: up one dir, main page]

RU2608406C2 - Процесс использования в полном объеме остаточного газа синтеза фишера-тропша с низким выделением углерода - Google Patents

Процесс использования в полном объеме остаточного газа синтеза фишера-тропша с низким выделением углерода Download PDF

Info

Publication number
RU2608406C2
RU2608406C2 RU2015105257A RU2015105257A RU2608406C2 RU 2608406 C2 RU2608406 C2 RU 2608406C2 RU 2015105257 A RU2015105257 A RU 2015105257A RU 2015105257 A RU2015105257 A RU 2015105257A RU 2608406 C2 RU2608406 C2 RU 2608406C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
gas
hydrogen
fischer
tropsch synthesis
conversion
Prior art date
Application number
RU2015105257A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2015105257A (ru
Inventor
Илун ЧЭНЬ
Пинюй КУАИ
Янь ГУН
Сяодун ЧЖАНЬ
Яньфын ЧЖАН
Цзяци ЦЗИНЬ
Original Assignee
Ухань Кайди Инджиниринг Текнолоджи Рисерч Инститьют Ко., Лтд.
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 Ухань Кайди Инджиниринг Текнолоджи Рисерч Инститьют Ко., Лтд. filed Critical Ухань Кайди Инджиниринг Текнолоджи Рисерч Инститьют Ко., Лтд.
Publication of RU2015105257A publication Critical patent/RU2015105257A/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2608406C2 publication Critical patent/RU2608406C2/ru

Links

Images

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
    • 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
    • C01B3/06—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents
    • C01B3/12—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents by reaction of water vapour with carbon monoxide
    • C01B3/16—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents by reaction of water vapour with carbon monoxide using catalysts
    • 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
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/0485—Set-up of reactors or accessories; Multi-step processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • C10G2/33—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts characterised by the catalyst used
    • C10G2/331—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts characterised by the catalyst used containing group VIII-metals
    • C10G2/332—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts characterised by the catalyst used containing group VIII-metals of the iron-group
    • 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
    • C10K1/00—Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/002—Removal of contaminants
    • C10K1/003—Removal of contaminants of acid contaminants, e.g. acid gas removal
    • C10K1/005—Carbon dioxide
    • 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
    • C10K3/04—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 reducing the carbon monoxide content, e.g. water-gas shift [WGS]
    • 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
    • C10K3/06—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 mixing with gases
    • 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
    • C01B2203/0283—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
    • 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
    • C01B2203/0435—Catalytic purification
    • C01B2203/0445—Selective methanation
    • 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
    • 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
    • C01B2203/06—Integration with other chemical processes
    • C01B2203/062—Hydrocarbon production, e.g. Fischer-Tropsch process
    • 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
    • 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
    • C01B2203/0811—Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas by combustion of fuel
    • C01B2203/0827—Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas by combustion of fuel at least part of the fuel being a recycle stream
    • 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
    • C01B2203/1241—Natural gas or methane
    • 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
    • C01B2203/14—Details of the flowsheet
    • C01B2203/142—At least two reforming, decomposition or partial oxidation steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/80—Aspect of integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas not covered by groups C01B2203/02 - C01B2203/1695
    • C01B2203/84—Energy production
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
    • C07C2523/70—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of the iron group metals or copper
    • C07C2523/74—Iron group metals
    • C07C2523/755—Nickel
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

Изобретение относится к обработке отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша, приводящей к понижению выделения углерода. Нециркуляционный остаточный газ, вырабатываемый после реакции синтеза Фишера-Тропша подвергается реформингу паром и превращается в обогащенный водородом синтез-газ. Затем водород высокой чистоты отделяется и извлекается из обогащенного водородом синтез-газа для использования. Способ содержит следующие стадии: 1) проведение реакции конверсии паром для получения конвертированного газа; 2) проведение реакции синтеза Фишера-Тропша для получения углеводородного топлива; 3) после реакции предварительного реформинга превращение углеводородного соединения, содержащего два или более атомов углерода, в метан; 4) проведение реакции реформинга для превращения метана и пара в водород и моноксид углерода; 5) отделение водорода и моноксида углерода от газа; и 6) обеспечение тепла для реактора реформинга. Изобретение эффективно использует остаточный газ синтеза Фишера-Тропша и остаточные горючие компоненты в реформированном газе после того, как отделен водород, таким образом улучшая эффективность использования энергии. 9 з.п. ф-лы, 3 ил., 6 табл., 5 пр.

Description

Область изобретения
Изобретение относится к процессу для обработки отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша и более конкретно к способу для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша, посредством этого понижая выделение углерода.
Уровень техники изобретения
Синтез Фишера-Тропша представляет собой процесс, который производит топлива или химикаты под действием катализатора, используя сингаз, превращенный из источника возобновляемой энергии, включая ископаемое топливо, как например уголь и природный газ, и биомассу. Синтез Фишера-Тропша является очень важным в понижении зависимости производства от энергии нефти и химикатов так же, как в использовании чистой энергии. В особенности, синтез Фишера-Тропша для производства сингаза, используя биомассу, как сырье, значительно понижает зависимость от ископаемого топлива.
Вдобавок к жидким углеводородам с длинной цепью продукт Фишера-Тропша дополнительно включает в себя углеводороды, имеющие не более чем три атома углерода, которые являются основным составом отходящего газа и имеют наибольшую долю метана. Улучшение величины всеобъемлющего использования отходящего газа имеет большое влияние на весь процесс производства и представляет собой большую важность в понижении выделения парникового газа и улучшении использования источника энергии во всем процессе.
CN 1354779 A и CN 1761734 A раскрывают процессы для производства жидких углеводородов, используя синтез Фишера-Тропша, однако оба процесса игнорируют произведенный отходящий газ. В синтезе Фишера-Тропша, раскрытым в CN 1611565 A, каждый процесс особо рассматривается, отходящий газ глубоко охлаждается, чтобы регенерировать большинство составов, имеющих более чем три атома углерода, и окончательно образованный отходящий газ используется как топливо. В процессе синтеза Фишера-Тропша, раскрытом посредством CN 1786119 A, отходящий газ прямо транспортируется к теплогенератору комбинированного цикла топливо-пар, чтобы улучшить эффективность использования процесса. В CN 1209112 A отходящий газ, произведенный в процессе синтеза, используется для сжигания с тем, чтобы приводить в движение воздушный компрессор. В способе, раскрытом посредством CN 1304913 A, отходящий газ допускается, чтобы быть обработанным посредством сочетания реакции конверсии и адсорбции с перепадом давления (PSA) на основе разделения. Реакция конверсии выполняется на непрореагировавшем СО, чтобы производить СО2 и Н2, Н2 и углеводороды регенерируются, и обогащенный СО2 отходящий газ удовлетворяет стандартному выделению.
В способе, раскрытом посредством CN 101538483 A, СО2, произведенный в процессе, подается в секцию синтеза мочевины через полигенерацию с тем, чтобы нулевое выделение СО2 почти реализовывалось. Однако особенно требуется секция для синтезирования аммиака, и стоимость производства для конструкции устройства для синтеза мочевины является высокой. Как ограничено посредством источника сингаза, сингаз, произведенный из угля и биомассы, является обычно обогащенным углеродом, но бедным водородом, несмотря на то, что как синтез Фишера-Тропша, так и синтез аммиака используют обогащенный водородом газ как сырье. Таким образом, реакция конверсии является необходимой для регулирования отношения водорода к углероду или потребления СО, чтобы производить большое количество СО2.
CN 101979468 A предлагает эту транспортировку нециркуляционного несконденсированного отходящего газа к предусмотренному в особенности устройству для реформинга диоксидом углерода, где реакция реформинга между несконденсированным обогащенным метаном отходящим газом и диоксидом углерода из процесса декарбонизации выполняется, чтобы производить сингаз. Сингаз затем возвращается и смешивается с каменноугольным газом, после проведения реакции конверсии для регулирования отношения водород-углерод и процесса декарбонизации для отделения диоксида углерода, полученный в результате газ используется как подаваемый газ для синтеза Фишера-Тропша. Однако несконденсированный отходящий газ содержит инертный газ, комплектность которого во всем синтезе Фишера-Тропша не принимается во внимание.
Чтобы улучшить синтез Фишера-Тропша и исключить вредность высокой концентрации СО в подаваемом газе, не полностью прореагировавший подаваемый газ возвращается к входу реактора, чтобы смешиваться с подаваемым газом. Когда подаваемый газ содержит инертный состав, инертный состав будет накапливаться в реакторе. Таким образом, если несконденсированный отходящий газ, высвобождаемый из синтеза Фишера-Тропша, прямо превращается в сингаз, чтобы смешиваться с подаваемым газом, дополнительное накопление инертного газа будет происходить в результате.
Сингаз, произведенный, используя биомассу и уголь, как сырье, в основном имеет низкое отношение углерода к водороду, что не может прямо удовлетворять требованию к синтезу Фишера-Тропша. Между тем, синтез Фишера-Тропша дополнительно требует дополнительный водород для обработки продукта и восстановления катализатора. Обычно подаваемый газ обрабатывается посредством процессов конверсии водяного газа и декарбонизации, чтобы регулировать отношение водорода к углероду и затем проводится синтез Фишера-Тропша, чтобы производить углеводородное топливо, которое может значительно понизить зависимость от ископаемого топлива. Однако газификация, реакция конверсии и декарбонизация являются сложными процессами и требуют относительно высокого вложения в устройство. Таким образом, превращение легкого углеводорода отходящего газа в газообразный водород приспособлено, чтобы регулировать отношение водорода к углероду в подаваемом газе, упростить реакцию конверсии и процесс декарбонизации и полностью использовать углерод в биомассе с тем, чтобы производительность устройства для синтеза нефтепродуктов улучшалась, и выделение парникового газа уменьшалось.
Сущность изобретения
Ввиду вышеуказанных проблем одной целью изобретения является обеспечить способ для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша. Способ может превращать часть отходящего газа в водород, понижать выделение диоксида углерода и обеспечивает источник водорода для синтеза Фишера-Тропша. Способ имеет высокую производительность и экономическую эффективность.
Чтобы достичь вышеуказанной цели, в соответствии с одним вариантом осуществления изобретения предусмотрен способ для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша, причем способ содержит стадии:
1) вводят подаваемый газ в реактор для конверсии, чтобы проводить реакцию конверсии водяного газа в присутствии катализатора, удаляют диоксид углерода, произведенный из реакции конверсии водяного газа, и собирают конверсионный газ;
2) вводят конверсионный газ в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша, посредством чего производят углеводородное топливо и отходящий газ, закачивают часть отходящего газа как рециркуляционный газ, возвращают рециркуляционный газ, чтобы смешиваться с конверсионным газом, и вводят смешанный газ в устройство для синтеза Фишера-Тропша;
3) вводят другую часть отходящего газа в реактор метанизации, дают возможность происходить реакции метанизации между частью отходящего газа и водяным паром с тем, чтобы углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, превращались в метан;
4) вводят смешанный газообразный продукт из реакции метанизации в реактор реформинга метана, дают возможность происходить реакции реформинга метана между метаном и водяным паром в присутствии катализатора реформинга, чтобы производить водород и моноксид углерода;
5) транспортируют водород и моноксид углерода, полученные в результате из реакции реформинга метана, в сепаратор газа, отделяют водород и получают смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты; и
6) возвращают смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, в реактор реформинга метана как дополнительное топливо, чтобы подводить тепловую энергию.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 5), часть отделенного водорода вводят как добавку в устройство для синтеза Фишера-Тропша в соответствии с одним из следующих режимов:
a) водород сначала смешивают с конверсионным газом и затем с рециркуляционным газом и вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша;
b) водород смешивают с подаваемым газом, чтобы производить конверсионный газ посредством реакции конверсии водяного газа, конверсионный газ смешивают с рециркуляционным газом и затем вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша; и
c) водород сначала смешивают с рециркуляционным газом и затем с конверсионным газом и вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 5), часть отделенного водорода используют в соответствии с одним или более из следующих режимов:
d) как материал для гидроочистки продуктов реакции Фишера-Тропша;
e) как материал для гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша; и
f) как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 1), подаваемый газ происходит из газификации угля или биомассы и содержит водород и моноксид углерода с молярным отношением этого между 0,1 и 2,2; конверсионный газ представляет собой сингаз, содержащий более чем 50% (о/о) активных компонентов, содержащих водород и моноксид углерода, и молярное отношение водорода и моноксида углерода находится между 1,6 и 3,0.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 1), молярное отношение водорода и моноксида углерода в подаваемом газе находится между 0,1 и 1,1; конверсионный газ содержит более чем 80% (о/о) активных компонентов, и молярное отношение водорода и моноксида углерода находится между 2,0 и 2,5.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 1), реакцию конверсии водяного газа проводят при температуре между 200 и 500°C под давлением между 0 и 4,0 МПа, посредством чего моноксид углерода и водяной пар в подаваемом газе реагируют, чтобы производить водород и диоксид углерода в присутствии катализатора.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 2), синтез Фишера-Тропша проводят при температуре между 160 и 350°C под давлением между 0,1 и 5,0 МПа, посредством чего конверсионный газ катализируется посредством катализатора на основе Fe или Со, чтобы производить углеводородное топливо.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 3), реакцию метанизации проводят при температуре между 250 и 450°C под давлением между 0 и 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к части отходящего газа находится между 0,1 и 4, в особенности, молярное отношение водяного пара к части отходящего газа находится между 0,5 и 1,5.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 4), реакцию реформинга метана проводят при температуре между 500 и 1300°C под давлением между 0 и 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, на основе Мо, на основе Ru.
В категории этого варианта осуществления, на стадии 4), водяной пар добавляют к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, находящееся между 0,1 и 4, предпочтительно водяной пар добавляют к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, находящееся между 0,1 и 1.
Преимущества в соответствии с вариантами осуществления изобретения резюмированы следующим образом. Способ может превращать часть отходящего газа в водород. Традиционные устройства для реформинга требуют внешнего источника тепла, но рециркуляционный водород в этом изобретении может быть сожжен, чтобы обеспечить тепловую энергию для реактора реформинга метана, посредством этого улучшая эффективность использования энергии. Особенно преимущества включают в себя:
1. Отходящий газ синтеза Фишера-Тропша содержит большое количество алканов, алкенов, непрореагировавшего водорода и моноксида углерода; рециркуляция отходящего газа может значительно улучшить эффективность использования энергии и экономическую эффективность.
2. Инертный газ, например азот, в подаваемом газе имеет тенденцию накапливаться в реакторе синтеза Фишера-Тропша, посредством этого воздействуя на эффективность реакции. Если нециркуляционный отходящий газ, содержащий инертный газ, прямо превращается в сингаз, трудно отделить инертный газ от моноксида углерода, однако отделение водорода по изобретению может решить проблему.
3. Реакция реформинга метана представляет собой эндотермическую реакцию; отделенный водород может быть сожжен как источник тепла, так что нет необходимости вводить внешний источник тепла, посредством этого сберегая стоимость энергии.
4. Большое количество водорода, произведенного из реакции реформинга метана, представляет собой важный источник для гидроочистки и гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша.
5. Отделенный водород из реакции реформинга метана может быть добавлен к подаваемому газу, который часто имеет низкое отношение водород-углерод, что является выгодным для понижения глубины превращения подаваемого газа и снижения требований для реактора конверсии, посредством этого улучшая производительность устройства для синтеза Фишера-Тропша и понижая стоимость производства, и обеспечивая источник водорода для синтеза Фишера-Тропша.
Краткое описание чертежей
Фиг.1 представляет собой первую блок-схему способа для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша в соответствии с одним вариантом осуществления изобретения;
фиг.2 представляет собой вторую блок-схему способа для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша в соответствии с одним вариантом осуществления изобретения; и
фиг.3 представляет собой третью блок-схему способа для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша в соответствии с одним вариантом осуществления изобретения.
Подробное описание вариантов осуществления
Для дополнительной иллюстрации изобретения эксперименты, детализирующие способ для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша, описаны ниже.
Сравнительный пример
Пример описывает традиционный синтез Фишера-Тропша, где произведенный нециркуляционный отходящий газ не рециркулирует.
1) Подаваемый газ с низким отношением водород-углерод был введен в реактор конверсии при расходе 5890 нм3/ч. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в подаваемом газе составляло 0,1. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 300°C и давлении 2,0 МПа. После реакции 2350 нм3/ч моноксида углерода были превращены в диоксид углерода вместе с выработкой того же объема водорода. Диоксид углерода и водяной пар были удалены, и 4480 нм3/ч конверсионного газа были получены.
2) Конверсионный газ был транспортирован в устройство для синтеза Фишера-Тропша, где 0,65 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 1030 нм3/ч отходящего газа были выпущены.
Таблица 1 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа.
Таблица 1
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
СО Н2 СН4 С2+ СО2 N2 Н2О
Подаваемый газ 5890 61,2 6,1 2,2 23,9 6,5
Конверсионный газ 4480 28,1 60,4 2,9 8,6
Нециркуляционный отходящий газ 1030 10,1 21,0 17,0 2,5 11,9 37,5
Пример 1
Подаваемый газ, включенный в этот пример, является тем же, что и в Сравнительном примере, и произведенный водород транспортируется обратно в реактор конверсии в соответствии с блок-схемой на фиг. 1.
1) Подаваемый газ происходил из газификации угля или биомассы и содержал водород и моноксид углерода с молярным отношением этого 0,1. Подаваемый газ был введен в реактор конверсии при расходе 5890 нм3/ч. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 300°С и давлении 2,0 МПа, чтобы производить водород и диоксид углерода. После реакции 2120 нм3/ч моноксида углерода были превращены в диоксид углерода вместе с выработкой того же объема водорода. Диоксид углерода был удален, и 4480 нм3/ч конверсионного газа были получены. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в конверсионном газе составляло 1,7, и конверсионный газ содержит более чем 88% (о/о) активных компонентов.
2) Конверсионный газ был смешан с 715 нм3/ч водорода, полученного в результате из реактора реформинга метана, и транспортирован в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша. Синтез Фишера-Тропша был проведен при температуре 300°C под давлением 2,5 МПа в присутствии катализатора на основе Fe. С этого времени 0,75 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 1150 нм3/ч нециркуляционного отходящего газа были выпущены. Часть отходящего газа была закачана как рециркуляционный газ, который был смешан с конверсионным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
3) Нециркуляционный отходящий газ с расходом 1150 нм3/ч был смешан с водяным паром с расходом 345 нм3/ч. Полученный в результате смешанный газ был охлажден до 300°C и введен в реактор метанизации для реакции метанизации. Реакция метанизации была проведена при температуре 300°C под давлением 2,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к не циркуляционному отходящему газу составляло 0,3. После реакции углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, были превращены в метан, и смешанный газообразный продукт (выходящий газ) реактора метанизации имел расход 1330 нм3/ч.
4) Выходящий газ реактора метанизации был транспортирован в последующий реактор реформинга метана типа с разделительной стенкой. Водяной пар был добавлен к смешанному газообразному продукту из реактора метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, равное 2. Реакция реформинга метана между метаном и водяным паром была проведена при температуре 800°C под давлением 2,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, чтобы производить водород и моноксид углерода. Газообразный продукт из реактора реформинга метана был охлажден до 45°C и обезвожен и имел расход 1830 нм3/ч.
5) Газообразный продукт из реактора реформинга метана был введен в устройство для разделения адсорбцией с перепадом давления, и 735 нм3/ч водорода высокой чистоты и 10807 нм3/ч смешанного газа, содержащего диоксид углерода и инертные компоненты, были разделены. 715 нм3/ч водорода высокой чистоты были смешаны с подаваемым газом и превращены в конверсионный газ посредством реакции конверсии водяного газа. Конверсионный газ был смешан с рециркуляционным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша. Оставшиеся 20 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
6) Смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления был смешан с 450 нм3/ч 93% о/о кислорода. Смешанный газ был распылен через сопло в разделительную стенку реактора реформинга метана и сожжен, чтобы нагреть реактор реформинга метана.
В этом примере благодаря добавлению водорода к подаваемому газу выделение диоксида углерода из реакции конверсии водяного газа было понижено на 230 нм3/ч, и производительность по углеводородному топливу из синтеза Фишера-Тропша была повышена от 0,65 т/ч до 0,75 т/ч, что было повышено на 16%.
Таблица 2 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа в Примере 1.
Таблица 2
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
CO H2 CH4 C2+ CО2 N2 H2О
Подаваемый газ 5890 61,2 6,1 2,2 23,9 6,5
Конверсионный газ 4480 33,2 55,4 2,9 8,6
Нециркуляционный отходящий газ 1150 10,1 21,0 17,0 2,5 11,9 37,5
Смешанный газообразный продукт из реактора метанизации 1330 8,5 12,6 21,9 10,2 31,9 14,9
Газообразный продукт из реактора реформинга метана 1830 27,1 47,6 1 1,3 23,1
Водород из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 735 99,9
Смешанный газ из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 1080 45,5 12 1,7 2,2 38,7
Пример 2
Способ обработки отходящего газа в этом примере является тем же, что и в Примере 1, и произведенный водород транспортируется обратно в реактор конверсии в соответствии с блок-схемой на фиг. 1.
1) Подаваемый газ происходил из газификации угля или биомассы и содержал водород и моноксид углерода с молярным отношением этого 1,1. Подаваемый газ был введен в реактор конверсии при расходе 5950 нм3/ч. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 200°C и давлении 1,0 МПа, чтобы производить водород и диоксид углерода. После реакции 256 нм3/ч моноксида углерода были превращены в диоксид углерода вместе с выработкой такого же объема водорода. Диоксид углерода был удален, и 4530 нм3/ч конверсионного газа были получены. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в конверсионном газе составляло 1,43, и конверсионный газ содержит более чем 88% (о/о) активных компонентов.
2) Конверсионный газ был смешан с 1150 нм3/ч водорода, полученного в результате из реактора реформинга метана, и транспортирован в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша. Синтез Фишера-Тропша был проведен при температуре 160°C под давлением 0,1 МПа в присутствии катализатора на основе Со. С этого времени 0,27 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 2420 нм3/ч нециклического отходящего газа были выпущены. Часть отходящего газа была закачана как рециркуляционный газ, который был смешан с конверсионным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
3) Нециркуляционный отходящий газ с расходом 2420 нм3/ч был смешан с водяным паром с расходом 240 нм3/ч. Полученный в результате смешанный газ был охлажден до 250°C и введен в реактор метанизации для реакции метанизации. Реакция метанизации была проведена при температуре 250°C под давлением 1,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к нециркуляционному отходящему газу составляло 0,1. После реакции углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, были превращены в метан, и смешанный газообразный продукт (выходящий газ) реактора метанизации имел расход 2660 нм3/ч.
4) Выходящий газ реактора метанизации был транспортирован в последующий реактор реформинга метана типа с разделительной стенкой. Водяной пар был добавлен к смешанному газообразному продукту из реактора метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, равное 4. Реакция реформинга метана между метаном и водяным паром была проведена при температуре 500°C под давлением 1,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, чтобы производить водород и моноксид углерода. Газообразный продукт из реактора реформинга метана имел расход 12400 нм3/ч.
5) Газообразный продукт из реактора реформинга метана был охлажден до 45°C, обезвожен и введен в устройство для разделения адсорбцией с перепадом давления. 1180 нм3/ч водорода высокой чистоты и 1780 нм3/ч смешанного газа, содержащего диоксид углерода и инертные компоненты были разделены. 540 нм3/ч водорода высокой чистоты были смешаны с подаваемым газом и превращены в конверсионный газ посредством реакции конверсии водяного газа. Конверсионный газ был смешан с рециркуляционным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша. 400 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы для гидроочистки и гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша. Оставшиеся 240 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
6) Смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления был смешан с 950 нм3/ч 93% о/о кислорода. Смешанный газ был распылен через сопло в разделительную стенку реактора реформинга метана и сожжен, чтобы нагреть реактор реформинга метана.
Таблица 3 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа в Примере 2.
Таблица 3
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
CO H2 CH4 C2+ CO2 N2 H2О
Подаваемый газ 5950 32 35,4 2,2 23,9 6,5
Конверсионный газ 4530 36,4 52,2 2,9 0,0 0,0 8,5
Нециркуляционный отходящий газ 2420 19,5 37,3 14,7 1,2 11,4 15,9
Смешанный газообразный продукт из реактора метанизации 2660 17,7 31,8 16,6 10,4 14,5 0,9
Газообразный продукт из реактора реформинга метана 12400 0,2 11,2 3,4 6 3,1 76,1
Водород из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 1180 99,9
Смешанный газ из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 1780 1,4 11,7 23,7 41,8 21,6
В этом примере благодаря добавлению водорода к подаваемому газу выделение диоксида углерода из реакции конверсии водяного газа было понижено на 375 нм3/ч, производство углеводородного топлива из синтеза Фишера-Тропша было повышено от 0,21 т/ч до 0,27 т/ч, что было повышено на 29%.
Пример 3
Подаваемый газ, включенный в этот пример, приведен в таблице 4, и произведенный водород транспортируется обратно в устройство для синтеза Фишера-Тропша в соответствии с блок-схемой на фиг. 2.
1) Подаваемый газ происходит из газификации угля или биомассы и содержит водород и диоксид углерода с молярным отношением этого 2,2. Подаваемый газ был введен в реактор конверсии при расходе 5900 нм3/ч. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 500°C и давлении 4,0 МПа, чтобы производить водород и диоксид углерода. После реакции 300 нм3/ч моноксида углерода были превращены в диоксид углерода, вместе с выработкой того же объема водорода. Диоксид углерода был удален, и 5090 нм3/ч конверсионного газа были получены. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в конверсионном газе составляло 3,0, и конверсионный газ содержит более чем 95% (о/о) активных компонентов.
2) Конверсионный газ был смешан с 100 нм3/ч водорода, полученного в результате из реактора реформинга метана, и транспортирован в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша. Синтез Фишера-Тропша был проведен при температуре 350°C под давлением 5 МПа в присутствии катализатора на основе Со. С этого времени 0,72 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 350 нм3/ч нециркуляционного отходящего газа были выпущены. Часть отходящего газа была закачана как рециркуляционный газ, который был смешан с конверсионным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
3) Нециркуляционный отходящий газ с расходом 350 нм3/ч был смешан с водяным паром с расходом 35 нм3/ч. Полученный в результате смешанный газ был охлажден до 450°C и введен в реактор метанизации для реакции метанизации. Реакция метанизации была проведена при температуре 450°C под давлением 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к не циркуляционному отходящему газу составляло 0,1. После реакции, углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, были превращены в метан, и смешанный газообразный продукт (выходящий газ) реактора метанизации имел расход 384 нм3/ч.
4) Выходящий газ реактора метанизации был транспортирован в последующий реактора реформинга метана типа с разделительной стенкой. Водяной пар был добавлен к смешанному газообразному продукту из реактора метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, равное 0,1. Реакция реформинга метана между метаном и водяным паром была проведена при температуре 1300°C под давлением 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ru, чтобы производить водород и моноксид углерода. Газообразный продукт из реактора реформинга метана имел расход 486 нм3/ч.
5) Газообразный продукт из реактора реформинга метана был охлажден до 45°C, обезвожен и введен в устройство для разделения адсорбцией с перепадом давления. 189 нм3/ч водорода высокой чистоты и 297 нм3/ч смешанного газа, содержащего диоксид углерода и инертные компоненты, были разделены. 124 нм3/ч водорода высокой чистоты были сначала смешаны с конверсионным газом, затем смешаны с рециркуляционным газом и введены в устройство для синтеза Фишера-Тропша. 50 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы для гидроочистки и гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша. Оставшиеся 15 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
6) Смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления был смешан с 150 нм3/ч 93% о/о кислорода. Смешанный газ был распылен через сопло в разделительную стенку реактора для реформинга метана и сожжен, чтобы нагреть реактор реформинга метана.
Таблица 4 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа в Примере 3.
Таблица 4
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
CO H2 CH4 C2+ CO2 N2 H2О
Подаваемый газ 5900 25,8 56,9 1,3 13,8 2,2
Конверсионный газ 5090 24,0 71,9 1,5 0,0 0,0 2,6
Нециркуляционный отходящий газ 350 7,2 24,3 25,8 1,7 3,2 37,8
Смешанный газообразный продукт из реактора метанизации 384 6,5 19,0 28,1 2,9 34,4 9,1
Газообразный продукт из реактора реформинга метана 486 17,6 43,1 12,1 27,2
Водород из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 189 99,9
Смешанный газ из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 297 28,8 6,9 19,8 0,0 0,0 44,5
В этом примере благодаря добавлению водорода к подаваемому газу производство углеводородного топлива из синтеза Фишера-Тропша было повышено от 0,72 т/ч до 0,73 т/ч, что было повышено на 2%.
Пример 4
Способ обработки отходящего газа в этом примере является тем же самым, что и в Примере 3, и произведенный водород транспортируется обратно в устройство для синтеза Фишера-Тропша в соответствии с блок-схемой на фиг. 2.
1) Подаваемый газ происходил из газификации угля или биомассы и содержал водород и моноксид углерода с молярным отношением этого 1. Подаваемый газ был введен в реактор конверсии при расходе 6000 нм3/ч. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 400°C и давлении 3,0 МПа, чтобы производить водород и диоксид углерода. После реакции 1010 нм3/ч моноксида углерода было превращено в диоксид углерода вместе с выработкой того же объема водорода. Диоксид углерода был удален, и 5874 нм3/ч конверсионного газа было получено. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в конверсионном газе составляло 2,5, и конверсионный газ содержит более чем 80% (о/о) активных компонентов.
2) Конверсионный газ был смешан с 1300 нм3/ч водорода, полученного в результате из реактора реформинга метана, и транспортирован к устройству для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша. Синтез Фишера-Тропша был проведен при температуре 250°C под давлением 3,5 МПа в присутствии катализатора на основе Со. С этого времени 0,69 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 2120 нм3/ч нециркуляционного отходящего газа были выпущены. Часть отходящего газа была закачана как рециркуляционный газ, который был смешан с конверсионным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
3) Нециркуляционный отходящий газ с расходом 2120 нм3/ч был смешан с водяным паром с расходом 3180 нм3/ч. Полученный в результате смешанный газ был охлажден до 400°C и введен в реактор метанизации для реакции метанизации. Реакция метанизации была проведена при температуре 400°C под давлением 3,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к нециркуляционному отходящему газу составляло 1,5. После реакции углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, были превращены в метан, и смешанный газообразный продукт (выходящий газ) реакции метанизации имел расход 5300 нм3/ч.
4) Выходящий газ реактора метанизации был транспортирован в последующий реактор реформинга метана типа с разделительной стенкой. Водяной пар был добавлен к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, равное 3. Реакция реформинга метана между метаном и водяным паром была проведена при температуре 900°C под давлением 2,5 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Мо, чтобы производить водород и моноксид углерода. Газообразный продукт из реактора реформинга метана имел расход 9005 нм3/ч.
5) Газообразный продукт из реактора реформинга метана был охлажден до 45°C, обезвожен и введен в устройство для разделения адсорбцией с перепадом давления. 1450 нм3/ч водорода высокой чистоты и 1780 нм3/ч смешанного газа, содержащего диоксид углерода и инертные компоненты, были разделены. 1050 нм3/ч водорода высокой чистоты были сначала смешаны с конверсионным газом, затем смешаны с рециркуляционным газом и введены в устройство для синтеза Фишера-Тропша. 325 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы для гидроочистки и гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша. Оставшиеся 75 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
6) Смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления был смешан с 200 нм3/ч 93% о/о кислорода. Смешанный газ был распылен через сопло в разделительную стенку реактора реформинга метана и сожжен, чтобы нагреть реактор реформинга метана.
Таблица 5 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа в Примере 4.
Таблица 5
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
СО Н2 СН4 С2+ СО2 N2 Н2О
Подаваемый газ 6000 39,3 39,2 1,7 2,1 17,7
Конверсионный газ 5874,0 22,9 57,3 1,7 0,0 0,0 18,1 0,0
Нециркуляционный отходящий газ 2120,0 9,9 23,4 11,5 0,3 4,8 50,1
Смешанный газообразный продукт из реактора метанизации 5300 4,0 9,1 5,0 1,9 20,0 60,0
Газообразный продукт из реактора реформинга метана 9005 1,7 17,7 4,7 11,8 64,2
Водород из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 1450 99,9
Смешанный газ из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 1780 8,6 8,0 0,0 0,0 23,8 59,6
В этом примере благодаря добавлению водорода к подаваемому газу производительность по углеводородному топливу из синтеза Фишера-Тропша была повышена от 0,56 т/ч до 0,9 т/ч, что было повышено на 24%.
Пример 5
Подаваемый газ, включенный в этот пример, приведен в таблице 6, и произведенный водород сначала смешивается с циркуляционным газом и затем транспортируется обратно в устройство для синтеза Фишера-Тропша в соответствии с блок-схемой на фиг. 3.
1) Подаваемый газ происходил из газификации угля или биомассы и содержал водород и моноксид углерода с молярным отношением этого 2,2. Подаваемый газ был введен в реактор конверсии при расходе 5500 нм3/ч. Реакция конверсии водяного газа между водородом и моноксидом углерода была проведена при температуре 500°C и давлении 4,0 МПа, чтобы производить водород и диоксид углерода. После реакции 164 нм3/ч моноксида углерода были превращены в диоксид углерода вместе с выработкой того же объема водорода. Диоксид углерода был удален, и 4970 нм3/ч конверсионного газа были получены. Молярное отношение водорода к моноксиду углерода в конверсионном газе составляло 3,0, и конверсионный газ содержит более чем 50% (о/о) активных компонентов.
2) Конверсионный газ был смешан с водородом, полученным в результате из реактора реформинга метана с расходом 715 нм3/ч, и транспортировался в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша. Синтез Фишера-Тропша был проведен при температуре 350°C под давлением 5 МПа в присутствии катализатора на основе Fe. С этого времени 0,18 т/ч углеводородного топлива были произведены, и 3100 нм3/ч не циркуляционного отходящего газа были выпущены. Часть отходящего газа была закачана как рециркуляционный газ, который был смешан с конверсионным газом и затем введен в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
3) Нециркуляционный отходящий газ с расходом 3100 нм3/ч был смешан с водяным паром с расходом 9300 нм3/ч. Полученный в результате смешанный газ был охлажден до 450°C и введен в реактор метанизации для реакции метанизации. Реакция метанизации была проведена при температуре 450°C под давлением 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к нециркуляционному отходящему газу составляло 4. После реакции углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, были превращены в метан, и смешанный газообразный продукт (выходящий газ) реактора метанизации имел расход 12400 нм3/ч.
4) Выходящий газ реактора метанизации был транспортирован в последующий реактор реформинга метана типа с разделительной стенкой. Водяной пар был добавлен к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, равное 4. Реакция реформинга метана между метаном и водяным паром была проведена при температуре 1300°C под давлением 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, чтобы производить водород и моноксид углерода. Газообразный продукт из реактора реформинга метана имел расход 12700 нм3/ч.
5) Газообразный продукт из реактора реформинга метана был охлажден до 45°C, обезвожен и введен в устройство для разделения адсорбцией с перепадом давления. 630 нм3/ч водорода высокой чистоты и 2025 нм3/ч смешанного газа, содержащего диоксид углерода и инертные компоненты, были разделены. 440 нм3/ч водорода высокой чистоты были сначала смешаны с циркуляционным газом, затем смешаны с конверсионным газом и введены в устройство для синтеза Фишера-Тропша. 150 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы для гидроочистки и гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша. Оставшиеся 40 нм3/ч водорода высокой чистоты были использованы как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
6) Смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления был смешан с 150 нм3/ч 93% о/о кислорода. Смешанный газ была распылен через сопло в разделительную стенку реактора реформинга метана и сожжен, чтобы нагреть реактор реформинга метана.
Таблица 6 приводит объемное процентное содержание компонентов различного смешанного газа в Примере 5.
Таблица 6
Расход (нм3/ч) Компоненты (% о/о)
CO Н2 CH4 C2+ CO2 N2 H2О
Подаваемый газ 5500 14,7 32,2 0,3 9,7 43,1
Конверсионный газ 4966,5 13,0 39,0 0,3 0,0 0,0 47,7
Нециркуляционный отходящий газ 3100,0 4,1 11,3 4,1 0,3 3,8 76,4
Смешанный газообразный продукт из реактора метанизации 12400 1,0 2,8 1,0 1,0 19,1 75,0
Газообразный продукт из реактора реформинга метана 12700 0,8 7,7 2,4 18,6 70,5
Водород из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 630 99,9
Смешанный газ из устройства для разделения адсорбцией с перепадом давления 2025 3,6 3,1 0,0 0,0 10,7 82,7
В этом примере благодаря добавлению водорода к подаваемому газу производительность по углеводородному топливу из синтеза Фишера-Тропша была повышена от 0,16 т/ч до 0,18 т/ч, что было повышено на 13%.
Принцип работы по изобретению резюмирован следующим образом. Подаваемый газ превращается в реакторе конверсии и затем вводится в устройство для синтеза Фишера-Тропша для реакции, чтобы производить углеводородное топливо и отходящий газ. Часть отходящего газа используется как рециркуляционный газ и транспортируется обратно к выходу из устройства для синтеза Фишера-Тропша. Другая часть отходящего газа смешивается и реагирует с водяным паром в реакторе метанизации. Произведенный смешанный газ вводится в реакторе реформинга метана, где метан и водяной пар реагируют, чтобы производить первый смешанный газ, содержащий моноксид углерода и водород. Первый смешанный газ, содержащий моноксид углерода и водород, вводится в устройство для разделения и таким образом водород высокой чистоты и второй смешанный газ, содержащий моноксид углерода. Второй смешанный газ, содержащий моноксид углерода, сжигается, чтобы обеспечить тепловую энергию для реактора реформинга метана. Водород высокой чистоты может быть использован для глубокой обработки или уничтожения кислотности продуктов синтеза Фишера-Тропша, и часть водорода смешивается с подаваемым газом, чтобы участвовать в синтезе Фишера-Тропша. Способ использует сингаз как подаваемый газ в синтезе Фишера-Тропша и рециркулирует отходящий газ, особенно, чтобы отделить водород от отходящего газа, посредством этого понижая выделение диоксида углерода и обеспечивая новый источник водорода для синтеза Фишера-Тропша, с высокой производительностью и экономической эффективностью. Изобретение включает синтез Фишера-Тропша и устройство для реформинга метана, которое может превращать обогащенный легкими углеводородами отходящий газ в водород, который отделяется и очищается для синтеза Фишера-Тропша.
Рабочий процесс способа по изобретению резюмирован следующим образом. Сингаз превращается и вводится в устройство для синтеза Фишера-Тропша, чтобы производить углеводородное топливо и воду. Часть отходящего газа используется как рециркуляционный газ и транспортируется обратно к выходу из устройства для синтеза Фишера-Тропша. Другая часть отходящего газа смешивается и реагирует с водяным паром в реакторе метанизации. Произведенный смешанный газ вводится в реактор реформинга метана, где метан и водяной пар реагируют, чтобы производить первый смешанный газ, содержащий моноксид углерода и водород. Первый смешанный газ, содержащий моноксид углерода и водород, вводится в устройство для разделения и таким образом водород высокой чистоты и второй смешанный газ, содержащий моноксид углерода. Второй смешанный газ, содержащий моноксид углерода, сжигается, чтобы обеспечить тепловую энергию для реактора реформинга метана. Водород высокой чистоты может быть использован для глубокой обработки или уничтожения кислотности продуктов синтеза Фишера-Тропша, и часть водорода смешивается с подаваемым газом, чтобы участвовать в синтезе Фишера-Тропша.

Claims (24)

1. Способ для рециркуляции отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша, причем способ приспособлен для превращения нециркуляционного отходящего газа из синтеза Фишера-Тропша в обогащенный водородом сингаз посредством реакции конверсии водяного газа и отделения водорода высокой чистоты от обогащенного водородом сингаза, причем способ содержит стадии:
1) вводят подаваемый газ в реактор для конверсии для проведения реакции конверсии водяного газа в присутствии катализатора, удаляют диоксид углерода, произведенный из реакции конверсии водяного газа, и собирают конверсионный газ;
2) вводят конверсионный газ в устройство для синтеза Фишера-Тропша для синтеза Фишера-Тропша, посредством чего производят углеводородное топливо и отходящий газ, закачивают часть отходящего газа как рециркуляционный газ, возвращают рециркуляционный газ для смешивания с конверсионным газом и вводят смешанный газ в устройство для синтеза Фишера-Тропша;
3) вводят другую часть отходящего газа в реактор метанизации, дают возможность происходить реакции метанизации между частью отходящего газа и водяным паром с тем, чтобы углеводороды, имеющие два или более атомов углерода, превращались в метан;
4) вводят смешанный газообразный продукт из реакции метанизации в реактор для реформинга метана, дают возможность происходить реакции реформинга метана между метаном и водяным паром в присутствии катализатора реформинга, чтобы производить водород и моноксид углерода;
5) транспортируют водород и моноксид углерода, полученные в результате реакции реформинга метана, в сепаратор газа, отделяют водород и получают смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты; и
6) возвращают смешанный газ, содержащий диоксид углерода и инертные компоненты, в реактор реформинга метана как дополнительное топливо для подвода тепловой энергии,
причем на стадии 1) подаваемый газ происходит из газификации угля или биомассы и содержит водород и моноксид углерода с их молярным отношением между 0,1 и 2,2; конверсионный газ представляет собой сингаз, содержащий более чем 50% (о/о) активных компонентов, содержащих водород и моноксид углерода, и молярное отношение водорода и моноксида углерода находится между 1,6 и 3,0,
причем на стадии 5) часть отделенного водорода вводят как добавку в устройство для синтеза Фишера-Тропша в соответствии с одним из следующих режимов:
a) водород сначала смешивают с конверсионным газом и затем с рециркуляционным газом и вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша;
b) водород смешивают с подаваемым газом, чтобы производить конверсионный газ посредством реакции конверсии водяного газа, конверсионный газ смешивают с рециркуляционным газом и затем вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша; и
c) водород сначала смешивают с циркуляционным газом и затем с конверсионным газом и вводят в устройство для синтеза Фишера-Тропша.
2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 5) часть отделенного водорода используют в соответствии с одним или более из следующих режимов:
d) как материал для гидроочистки продуктов реакции Фишера-Тропша;
e) как материал для гидрокрекинга продуктов реакции Фишера-Тропша; и
f) как восстановитель катализатора синтеза Фишера-Тропша.
3. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 1) молярное отношение водорода и моноксида углерода в подаваемом газе находится между 0,1 и 1,1; конверсионный газ содержит более чем 80% (о/о) активных компонентов, и молярное отношение водорода и моноксида углерода находится между 2,0 и 2,5.
4. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 1) реакцию конверсии водяного газа проводят при температуре между 200 и 500°C под давлением между 0 и 4,0 МПа, посредством чего моноксид углерода и водяной пар в подаваемом газе реагируют, чтобы производить водород и диоксид углерода в присутствии катализатора.
5. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 2) синтез Фишера-Тропша проводят при температуре между 160 и 350°C под давлением между 0,1 и 5,0 МПа, посредством чего конверсионный газ катализируется посредством катализатора на основе Fe или Со, чтобы производить углеводородное топливо.
6. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 3) реакцию метанизации проводят при температуре между 250 и 450°C под давлением между 0 и 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, и молярное отношение водяного пара к части отходящего газа находится между 0,1 и 4.
7. Способ по п. 6, отличающийся тем, что на стадии 3) молярное отношение водяного пара к части отходящего газа находится между 0,5 и 1,5.
8. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии 4) реакцию реформинга метана проводят при температуре между 500 и 1300°C под давлением между 0 и 4,0 МПа в присутствии катализатора на носителе на основе Ni, на основе Мо, на основе Ru.
9. Способ по п. 8, отличающийся тем, что на стадии 4) водяной пар добавляют к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, находящееся между 0,1 и 4.
10. Способ по п. 9, отличающийся тем, что на стадии 4) водяной пар добавляют к смешанному газообразному продукту из реакции метанизации, чтобы регулировать молярное отношение водяного пара к смешанному газообразному продукту, находящееся между 0,1 и 1.
RU2015105257A 2012-07-17 2013-07-11 Процесс использования в полном объеме остаточного газа синтеза фишера-тропша с низким выделением углерода RU2608406C2 (ru)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201210246633.1A CN102730637B (zh) 2012-07-17 2012-07-17 低碳排放的费托合成尾气综合利用工艺
CN201210246633.1 2012-07-17
PCT/CN2013/079219 WO2014012458A1 (zh) 2012-07-17 2013-07-11 低碳排放的费托合成尾气综合利用工艺

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2015105257A RU2015105257A (ru) 2016-09-10
RU2608406C2 true RU2608406C2 (ru) 2017-01-18

Family

ID=46987045

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2015105257A RU2608406C2 (ru) 2012-07-17 2013-07-11 Процесс использования в полном объеме остаточного газа синтеза фишера-тропша с низким выделением углерода

Country Status (11)

Country Link
US (1) US9290383B2 (ru)
EP (1) EP2876080A4 (ru)
JP (1) JP6097828B2 (ru)
KR (1) KR101716486B1 (ru)
CN (1) CN102730637B (ru)
AU (1) AU2013292873B2 (ru)
BR (1) BR112015001127A2 (ru)
CA (1) CA2879442A1 (ru)
IN (1) IN2015MN00113A (ru)
RU (1) RU2608406C2 (ru)
WO (1) WO2014012458A1 (ru)

Families Citing this family (21)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102730637B (zh) * 2012-07-17 2014-12-10 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 低碳排放的费托合成尾气综合利用工艺
KR101607847B1 (ko) * 2012-10-22 2016-03-31 벨로시스, 인코포레이티드 마이크로채널 반응기 내 피셔-트로프슈 프로세스
CN104232139B (zh) * 2013-06-07 2016-12-07 中国海洋石油总公司 一种由炭质材料生产甲烷联产液体燃料的方法
US9145525B2 (en) * 2013-06-26 2015-09-29 Praxair Technology, Inc. Acid gas management in liquid fuel production process
CN103922279A (zh) * 2013-12-26 2014-07-16 重庆宜化化工有限公司 一种变换系统中温度和压力的控制方法
CN105540539B (zh) * 2014-11-03 2018-04-10 中国石油化工股份有限公司 一种同时制氢和液态燃料的方法和装置
CN104974780B (zh) * 2015-06-09 2017-03-08 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 氯碱法与费托合成综合利用调节工艺及其设备
CN105018162B (zh) * 2015-07-07 2018-08-17 中石化宁波工程有限公司 费托合成油工艺循环尾气的处理方法
EP3165503A1 (en) * 2015-11-04 2017-05-10 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for producing hydrogen and heat and/or power
CN105692550B (zh) * 2016-02-04 2017-11-24 中国五环工程有限公司 电石尾气厌硫型深度变换工艺
CN105776133B (zh) * 2016-02-29 2017-11-17 中国科学院工程热物理研究所 甲烷重整系统
KR101875857B1 (ko) * 2016-04-06 2018-07-06 한국가스공사 고열량 합성천연가스 제조 방법
JP6429045B2 (ja) * 2016-05-26 2018-11-28 Ｊｆｅスチール株式会社 水素製造方法
CN106221720B (zh) * 2016-08-19 2018-03-13 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 选择性催化氧化转化费托合成尾气的综合利用工艺
CN109095438B (zh) * 2018-09-13 2020-06-02 东南大学 一种生物质多级转换联合制氢装置及其工作方法
KR102230155B1 (ko) * 2019-01-31 2021-03-22 한국화학연구원 이산화탄소 전환 공정 및 그 시스템
CN110937573B (zh) * 2019-10-28 2023-08-22 中科液态阳光(苏州)氢能科技发展有限公司 氢气混合余气重整方法
CN111268645B (zh) * 2020-01-21 2022-04-08 华烁科技股份有限公司 一种含有co的原料气变换及热回收方法
DE102020128868A1 (de) 2020-11-03 2022-05-05 Karlsruher Institut für Technologie Umwandlung von CO2 in chemische Energieträger und Produkte
CN113065100B (zh) * 2021-03-29 2023-03-14 许立和 一种煤制合成氨、甲醇的碳排放核算方法及系统
JP7361142B2 (ja) 2022-01-12 2023-10-13 本田技研工業株式会社 燃料合成装置

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2247701C2 (ru) * 1999-12-09 2005-03-10 Статоил Аса И Энд К Ир Пат Способ превращения природного газа в высшие углеводороды
EA005956B1 (ru) * 2001-10-25 2005-08-25 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ сжижения природного газа и получения углеводородов
RU2010138551A (ru) * 2008-02-20 2012-03-27 ДжиТиЭлПЕТРОЛ ЭлЭлСи (US) Системы и способы для переработки водорода и моноксида углерода

Family Cites Families (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5733941A (en) 1996-02-13 1998-03-31 Marathon Oil Company Hydrocarbon gas conversion system and process for producing a synthetic hydrocarbon liquid
US6147126A (en) * 1998-02-10 2000-11-14 Exxon Research And Engineering Company Gas conversion using hydrogen from syngas gas and hydroconversion tail gas
EP1171551B1 (en) 1999-04-06 2004-04-07 Sasol Technology (Pty) Ltd Process for producing synthetic naphtha fuel
JP4681101B2 (ja) * 2000-05-30 2011-05-11 三菱重工業株式会社 ガソリン、軽油および灯油用合成ガスの製造方法
CN1167650C (zh) 2000-07-17 2004-09-22 中国科学院山西煤炭化学研究所 一种由合成气合成烃的生产方法
US6723756B2 (en) * 2002-04-29 2004-04-20 Chevron U.S.A. Inc. Aqueous separation of syngas components
WO2005003067A2 (en) 2003-07-04 2005-01-13 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process to prepare base oils from a fisher-tropsch synthesis product
CN1281714C (zh) 2003-10-27 2006-10-25 上海兖矿能源科技研发有限公司 一种用合成气生产液体燃料的工艺方法
US7812060B2 (en) * 2004-11-26 2010-10-12 Shell Oil Company Method for treatment of a gas
AU2006324972B2 (en) * 2005-12-15 2012-04-12 Sasol Technology (Proprietary) Limited Production of hydrocarbons from natural gas
CN100378194C (zh) 2005-12-22 2008-04-02 上海兖矿能源科技研发有限公司 一种以合成气为原料联产油品和电能的方法
AU2007232015B2 (en) * 2006-03-30 2011-11-24 Nippon Oil Corporation Method for treatment of synthetic oil, process for production of hydrocarbon oil, hydrocarbon oil for hydrogen production, hydrocarbon oil for the smoke point improver for kerosene, and hydrocarbon oil for diesel fuel base
WO2009013233A2 (en) * 2007-07-20 2009-01-29 Upm-Kymmene Oyj Method and apparatus for producing liquid biofuel from solid biomass
US8167960B2 (en) * 2007-10-22 2012-05-01 Osum Oil Sands Corp. Method of removing carbon dioxide emissions from in-situ recovery of bitumen and heavy oil
US7837765B2 (en) * 2007-12-12 2010-11-23 Idatech, Llc Systems and methods for supplying auxiliary fuel streams during intermittent byproduct discharge from pressure swing adsorption assemblies
AU2009223177B2 (en) * 2008-03-12 2013-10-03 Sasol Technology (Proprietary) Limited Hydrocarbon synthesis
JP5424566B2 (ja) * 2008-03-14 2014-02-26 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 天然ガスからの液状炭化水素製造プロセスにおける合成ガスの製造方法
CN101538483B (zh) 2009-04-03 2013-04-17 中国科学院山西煤炭化学研究所 一种利用煤制气和焦炉气为原料多联产的工艺
CN101979468A (zh) * 2010-11-11 2011-02-23 中国科学院山西煤炭化学研究所 一种低碳排放的费托合成反应工艺
CN102730637B (zh) * 2012-07-17 2014-12-10 武汉凯迪工程技术研究总院有限公司 低碳排放的费托合成尾气综合利用工艺

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2247701C2 (ru) * 1999-12-09 2005-03-10 Статоил Аса И Энд К Ир Пат Способ превращения природного газа в высшие углеводороды
EA005956B1 (ru) * 2001-10-25 2005-08-25 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ сжижения природного газа и получения углеводородов
RU2010138551A (ru) * 2008-02-20 2012-03-27 ДжиТиЭлПЕТРОЛ ЭлЭлСи (US) Системы и способы для переработки водорода и моноксида углерода

Also Published As

Publication number Publication date
IN2015MN00113A (ru) 2015-10-16
RU2015105257A (ru) 2016-09-10
BR112015001127A2 (pt) 2017-06-27
CN102730637B (zh) 2014-12-10
WO2014012458A1 (zh) 2014-01-23
US20150126629A1 (en) 2015-05-07
US9290383B2 (en) 2016-03-22
KR20150028304A (ko) 2015-03-13
KR101716486B1 (ko) 2017-03-14
CA2879442A1 (en) 2014-01-23
EP2876080A4 (en) 2016-03-16
EP2876080A1 (en) 2015-05-27
AU2013292873B2 (en) 2016-05-19
JP6097828B2 (ja) 2017-03-15
AU2013292873A1 (en) 2015-02-19
JP2015529618A (ja) 2015-10-08
CN102730637A (zh) 2012-10-17

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2608406C2 (ru) Процесс использования в полном объеме остаточного газа синтеза фишера-тропша с низким выделением углерода
EP2865731B1 (en) Method for fischer-tropsch synthesis and for utilizing exhaust
CA2762945C (en) Method of making synthesis gas
US9856426B2 (en) Combined processes for utilizing synthesis gas with low CO2 emission and high energy output
JP2009519371A (ja) 天然ガスからの炭化水素の生成
RU2606508C2 (ru) Способ получения жидкого углеводородного продукта из синтез-газа, полученного из биомассы
EA033831B1 (ru) Способ конверсии природного газа в углеводородные продукты и установка для осуществления способа
CN105883851A (zh) 一种新型气化与热解耦合煤气多联产工艺
JP4030846B2 (ja) メタノールの製造方法および装置
CN102190560A (zh) 利用弛放气增产甲醇的方法
US20230312341A1 (en) Process for renewable energy formation
WO2025042435A1 (en) Method of transporting carbon dioxide and/or hydrogen using methanation and subsequent re-separation
CA3208971A1 (en) Integration of hydrogen fueled gas turbine with a hydrocarbon reforming process
EA046288B1 (ru) Низкоуглеродное водородное топливо
EA040550B1 (ru) Способ повышения эффективности установки для получения синтез-газа для производства аммиака
MXPA01000346A (en) Process for generating electric energy, steam and carbon dioxide from hydrocarbon feedstock

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A The patent is invalid due to non-payment of fees

Effective date: 20180712

NF4A Reinstatement of patent

Effective date: 20200213