生产合成气的方法和操作固定床干底气化器的方法

摘要

一种生产合成气的方法(10)，所述方法包括通过使含氧流(40)与热含水液体(58)接触而加湿所述含氧流(40)以产生经加湿的含氧流(42)，和将所述经加湿的含氧流(42)进料到气化器(20)中，在所述气化器(20)中气化含碳物质(44)，从而产生合成气。

说明书

本发明涉及生产合成气的方法和操作固定床干底气化器的方法。

有多种气化技术可用来气化含碳物质如煤以生产合成气。与高温气 化技术相比，通过在固定床干底气化技术中使用适宜的煤，生产特别有 效量的合成气需要较少的氧和煤，尤其是对于含大量无机物和固有水分 的煤来说更是如此。(有效的合成气被定义为在给定所选的产品构成和 转化技术时可潜在地转化为烃产物的那部分合成气)。但与其他气化技 术相比，当采用固定床干底气化技术时，使用更多的蒸汽作为气化剂或 调节剂。如果将生产蒸汽所需的煤包括在内，则与可替代的高温气化技 术相比，为了生产有效量的合成气，煤用量较少的固定床干底气化技术 所提供的优势将减小或不复存在。

根据本发明的一个方面，提供了一种生产合成气的方法，所述方法 包括

通过使含氧流与热含水液体接触而加湿所述含氧流，以产生经加湿 的含氧流；和

将所述经加湿的含氧流进料到气化器中，在所述气化器中气化含碳 物质，从而生产合成气。

本说明书中的术语“气化器”取其常规含义，即将主要为固态(例如煤) 或液态的含烃原料转化为合成气的装置，与“重整器”相对，重整器为将 主要为气态的含烃原料转化为合成气的装置。

在本发明的一个优选实施方案中，气化器为低温非液态排渣气化器 (non-slagging gasifier)如低温固定床干底气化器(也称干灰移动床气化 器)，如低温Sasol-Lurgi(商品名)固定床气化器。

此外，气流床气化器(即高温成渣气化器)、固定床成渣气化器、传 送床气化器或流化床气化器的某些类型和/或应用也采用蒸汽作为原 料，但蒸汽的用量比在低温非液态排渣气化器中的用量少。这类蒸汽例 如可用作调节剂以保护具有燃烧器的气化器的燃烧器或调节由气化器 产生的合成气的H₂/CO比例。因此，在本发明的一些不同的实施方案 中，气化器可为气流床气化器或固定床成渣气化器或传送床气化器或流 化床气化器。

根据本发明的另一个方面，提供了一种操作固定床干底气化器的方 法，所述方法包括

通过使含氧流与热含水液体接触而加湿所述含氧流，以产生经加湿 的含氧流；

将所述经加湿的含氧流、蒸汽和固态含碳物质进料到固定床干底气 化器中；

在所述气化器中，在氧和蒸汽的存在下气化所述固态含碳物质，以 产生合成气和灰分；和

从气化器中移出合成气和灰分。

所述方法可包括在空气分离单元(ASU)优选低温ASU中生产含氧 流。

加湿含氧流通常包括通过使含氧流直接接触热含水液体而加热含 氧流。通过这样的直接接触，含氧流可被预热到的理论最高温度由在氧 体系压力下水的饱和温度确定。在3000kPa(绝对压力)的氧体系压力下， 理论最高预热温度低于234℃，在4500kPa(绝对压力)的体系压力下， 理论最高预热温度低于257℃。特别地，在典型的气化器运行条件下， 进料到气化器中的经加湿的含氧流的温度可为至少160℃，优选至少约 200℃，更优选至少约220℃。

由于被热含水液体加湿，在通常遇到的情况下，进料到气化器中的 经加湿的含氧流的水浓度可为至少约3体积％，优选至少约20体积％， 更优选至少约40体积％，通常介于约40体积％和约90体积％之间， 更通常介于约40体积％和约70体积％之间，例如约65体积％。

通常，所述经加湿的含氧流的压力介于约2000kPa(绝对压力)和约 6000kPa(绝对压力)之间。

含氧流可在一个或更多个加湿段中加湿。在一个或第一加湿段中， 含氧流可与用作冷却水的水接触。所述冷却水可为锅炉给水品质的水， 因而可用在基本封闭的回路中。锅炉给水品质的水指适于用在典型的燃 煤锅炉中以产生蒸汽(例如40巴(表压))的电导率低于120微西门子的 水。冷却水因此通常用在与使用或产生合成气的联合装置中所产生的一 种或更多种热工艺流的间接换热中。在本发明的一个实施方案中，冷却 水用来冷却所述ASU中的压缩气流。有利的是，这减少了对来自装置 冷却水回路的标准冷却水的需要，因为装置冷却水回路使用蒸发冷却 塔，由此也减少了水到大气中的损失。

当冷却水用来冷却所述ASU中的压缩气流时，用来加湿含氧流的 冷却水的进料温度可为约50℃到约150℃，例如约130℃。

气化器可构成用于合成烃并产生反应水的联合装置的一部分。在一 个或第二加湿段中，含氧流可与所述反应水接触。

用来加湿含氧流的反应水在与含氧流接触之前可被加热，反应水的 进料温度可为约100℃到约280℃，例如约190℃。

通常，反应水包含氧化烃如醇、酮、醛和酸。这些氧化烃中的至少 一些可在加湿过程中被含氧流吸收。

当热含水液体为反应水时，所述水通常基于单程用于加湿，其后可 将反应水送到水处理装置或设施中。有利的是，这些氧化烃中的至少一 些可因此以这种方式加到气化器中，而必须被处理或移出的量较少。

在一个加湿段或作为第二加湿段的替代实施方案中，含氧流可与用 来冷却烃合成段的反应产物的水接触。该水可为反应水。所述反应产物 可为气态产物，冷凝所述气态产物的至少一部分，以分离其组分如反应 水和重质烃。或者，反应产物可为液态产物如蜡，其在进一步加工或使 用前被冷却。

通常，气化器将构成使用或产生合成气的较大联合装置的一部分。 这类较大的联合装置通常还包括锅炉段。在一个加湿段或作为第二加湿 段的另一个替代实施方案中，含氧流可与锅炉排出水接触。

用来加湿含氧流的锅炉排出水处于所述锅炉排出水所源于的锅炉 蒸汽锅筒中给定蒸汽产生压力下水的平衡温度。对于约44巴(绝对压力) 的蒸汽产生压力，此温度为约257℃，在60巴(绝对压力)的蒸汽产生压 力下，此温度为约275℃。压力和由此平衡温度越高，为了在经加湿的 含氧流中获得一定的水蒸汽分压所需的锅炉排出水越少。因此，用来加 湿含氧流的锅炉排出水的进料温度可为约200℃到约350℃，例如约 260℃。

锅炉排出水的流速可提高到锅炉运行所严格要求的水平之上。锅炉 段进水可在与较大联合装置中产生的一种或更多种热工艺流的间接换 热中被预热。在一个优选的实施方案中，锅炉段进水依靠气化器中产生 的合成气的间接冷却来预热。有利的是，锅炉段进水的预热为低品位的 热提供了热沉(sink)，并减少了为支持锅炉排出水的速率提高而对额外 的煤的需要。

脱气前锅炉段进水可从约室温预热到仅低于沸点，例如约90℃。经 脱气的锅炉段进水可从在脱气器中的沸点进一步预热到比锅炉蒸汽产 生温度低约10℃的温度，所述锅炉蒸汽产生温度对于45巴(绝对压力) 的蒸汽而言为约257℃，对于165巴(绝对压力)的蒸汽而言为约350℃。

锅炉排出水，其通常具有升高的溶解氧浓度，可从加湿段即加湿含 氧流后作为进水返回锅炉段。因此，可能有必要在加湿段后在闪蒸段中 减压闪蒸所述水，以除去至少一些溶解氧。闪蒸段优选在进料锅炉段的 水的预热之前。

闪蒸段可在大气压下进行或可用脱气器代替。

含氧流可在任何适宜的常规气液接触设备如填料塔或填充塔中与 热含水液体接触。

所述方法通常包括向气化器中进料蒸汽作为气化剂。蒸汽和经加湿 的含氧流可在进料到气化器之前合并。

烃的合成可为Fischer-Tropsch合成。Fischer-Tropsch合成可为三 相低温Fischer-Tropsch合成。低温Fischer-Tropsch合成可在低于约 280℃的温度下、通常为约160℃到约280℃、优选约220℃到约260℃、 例如约240℃的温度下实现。

现在参照附图以实例的方式对本发明进行描述，在附图中

图1示出了采用根据本发明生产合成气的方法的一个实施方案的一 种烃合成工艺；

图2示出了采用根据本发明生产合成气的方法的另一个实施方案的 另一种烃合成工艺；和

图3示出了根据本发明生产合成气的方法的工艺。

参照附图的图1，附图标记10一般指烃生产工艺。工艺10大致包 括空气压缩机12、空气分离单元(ASU)14、第一加湿段16、第二加湿段 18、气化段20、Fischer-Tropsch烃合成段22、三相分离器24和水处理 段28。

空气压缩机12包括多个压缩段30(图1中示出了其中的两个)及多个 中间冷却器32(图1中示出了其中的两个)。工艺10还在Fischer-Tropsch 烃合成段22和三相分离器24之间包括气态产物冷却器34和空气冷却 器35。

空气进料管线36导向空气压缩机12，经压缩空气管线38从空气压 缩机12导向ASU 14。氧气管线40从ASU 14导向第一加湿段16，然 后从第一加湿段16导向第二加湿段18。经加湿氧气管线42连接第二加 湿段18与气化段20。气化段20还连接煤进料管线44和蒸汽进料管线 46，合成气管线48从气化段20导向Fischer-Tropsch烃合成段22。

液态烃产物管线50和气态产物管线52从Fischer-Tropsch烃合成段 22引出。气态产物管线52经由气态产物冷却器34和冷却器35导向三 相分离器24，从三相分离器24引出液态烃管线54和尾气管线56。反 应水管线58也从三相分离器24引出并经由气态产物冷却器34导向第 二加湿段18，然后导向水处理段28。

冷却水循环管线60经由中间冷却器32进入第一加湿段16中，然 后返回中间冷却器32。还提供了冷却水补给管线62和任选的冷却水排 出管线64。

工作时，空气经由空气进料管线36被吸进空气压缩机12中，在此 利用压缩段30将空气压缩。在压缩段30之间，借助中间冷却器32利 用冷却水循环管线60中的冷却水冷却空气。该冷却水是锅炉给水品质 的，压力为约1000到4500kPa(绝对压力)。经压缩的空气通过压缩空气 管线38离开空气压缩机12并在空气分离单元14中分离，以产生经压 缩的基本干燥的氧气流和如管线41所示的一种或更多种其他气体流， 所述氧气流通过氧气管线40进料到第一加湿段16。空气分离单元14 中使用常规的低温分离技术分离空气。氧气管线40中的氧气流的压力 通常为约3000到4500kPa(绝对压力)，温度可为约20℃到30℃的室温。

来自中间冷却器32的冷却水通过冷却水循环管线60进料到第一加 湿段16中，在第一加湿段16处采用常规的气液接触技术如填料塔使冷 却水与氧气流接触。在进入第一加湿段16时，冷却水的温度为约100℃ 到120℃。在第一加湿段16中，冷却水被来自ASU 14的冷氧气流冷却， 而冷氧气流被冷却水加热和加湿。冷却水以约40℃的温度离开第一加湿 段16。冷却水因此足够冷而返回中间冷却器32以执行冷却任务。冷却 水补给通过冷却水补给管线62提供，以弥补在第一加湿段16中被氧气 流吸收的水。如果需要，一些冷却水也可用冷却水排出管线64排出。

在第一加湿段16中，将冷氧气流加湿到水浓度为约3体积％并加 热到约100℃到120℃的温度。该经部分加热、部分加湿的氧气流然后 通过氧气管线40进料到第二加湿段18(通常也为填料塔)中。在第二加 湿段18中，通过使氧气流与通过反应水管线58进料到第二加湿段18 中的反应水接触，进一步加热和加湿氧气流。反应水以约180℃到220℃ 的温度进料到第二加湿段18中并以约120℃到150℃的温度离开第二加 湿段18。在第二加湿段18中，将氧气流加热到约160℃的温度并进一 步增湿至水浓度为约22体积％。该经加热、加湿的氧气然后通过经加 湿氧气管线42进料到气化段20中。

气化段20包括固定床干底气化器(通常多个)。在气化段20中，利 用经加湿的氧气流和作为调节剂的蒸汽，气化固态含碳物质如煤。煤通 过煤进料管线44进料到气化段20中，蒸汽经由蒸汽进料管线46供给。 气化段20产生合成气及灰分，所述合成气通过合成气管线48移出。灰 分从气化器20的移出未在图1中示出。

在进料到用于Fischer-Tropsch烃合成的Fischer-Tropsch烃合成段 22中之前，通过合成气管线48从气化段20移出的合成气通常经历冷却 和多种清洁段例如脱硫段(未示出)。

Fischer-Tropsch烃合成段22为常规的三相低温催化 Fischer-Tropsch烃合成段，其在约240℃的温度和2000到2500kPa(绝 对压力)的压力下运行。液态烃产物在Fischer-Tropsch烃合成段22中产 生并通过液态烃产物管线50移出以进行进一步的处理。Fischer-Tropsch 烃合成段22也产生气态产物，其通过气态产物管线52移出并经过气态 产物冷却器34和35，在这里将气态产物冷却至约40℃到70℃的温度以 形成三相混合物，所述三相混合物包含冷凝烃、反应水和尾气。将该混 合物进料到三相分离器24中。在三相分离器24中，将该混合物分离， 得到液态烃产物和尾气，所述液态烃产物通过液态烃管线54移出，所 述尾气通过尾气管线56移出。三相分离器24也产生反应水流，其通过 反应水管线58移出。

作为其中的一种选择，沿尾气管线56移出的尾气可经历其他净化 段，用作燃料气或循环回Fischer-Tropsch烃合成段22。这些选择未在 附图的图1中示出。

反应水流主要包含水和溶解的氧化烃。将反应水流进料到气态产物 冷却器34中，以按间接换热关系冷却来自Fischer-Tropsch烃合成段22 的气态产物。反应水流通常以约40℃到70℃的温度进料气态产物冷却 器34并以约180℃到220℃的温度离开气态产物冷却器34。如前文所述， 该热反应水流然后被进料到第二加湿段18中，以进一步加热和加湿氧 气流。

来自第二加湿段18的经冷却的反应水通过反应水管线58移出并进 料到水处理段28，在水处理段28处处理反应水以回收溶解的氧化烃， 然后废弃水。

如果希望或有必要，在将来自三相分离器24的反应水用在气态产 物冷却器34和第二加湿段18中之前，该反应水可在水处理段28中经 受处理。该选择由任选的反应水流动管线66示出。

应理解，进料到第二加湿段18中的热反应水可因此或多或少地包 含溶解的氧化烃。这些烃中的一些可在第二加湿段18中被氧气流从反 应水中汽提，以与经加湿的氧气一起进料到气化段20中。

现在参照附图的图2，附图标记100一般指根据本发明生产烃的另 一种工艺。工艺100与工艺10相似，除非另有指出，相同或相似的部 分或特征由相同的附图标记表示。

工艺100在Fischer-Tropsch烃合成段22后包括液体分离段104。 工艺100还在气化段20和烃合成段22之间包括换热器37。工作时，来 自Fischer-Tropsch烃合成段22的气态产物仅在冷却器34和空气冷却 器35中部分冷却至约100℃的温度。在此温度和Fischer-Tropsch烃合 成段22的出口压力下得到包含未冷凝相、热烃相和热反应水相的三相 混合物。将该三相混合物进料到液体分离段104中，以产生反应水流、 烃流和气态产物流。气态产物流和烃流分别通过气态产物管线106和液 态产物管线107移出并经历其他处理和分离段，所述段未示出。

所述热反应水流中包含的溶解的氧化烃比其在40℃下分离时将应 包含的溶解的氧化烃少。该热反应水流因此可安全地用于使氧气饱和， 而没有与氧气燃烧的危险并且不需要如工艺10中可能需要的那样在使 用前对水进行部分或完全处理。来自水分离段104的热反应水流被分开， 并经由换热器34和36通过反应水管线58进料到第二加湿段18中以进 一步加热和加湿氧气流，如前面参照工艺10所描述的那样。在第二加 湿段18中，氧气流被加热至约160℃的温度并加湿至水浓度为约22体 积％。来自第二加湿段18的经加湿的氧气流通常还包含冷却后从反应 水汽提的烃(未示出)。

在第二加湿段18中，将反应水冷却至约140℃的温度。经冷却的反 应水通过反应水管线58移出并转移至水处理段28。

现在参照附图的图3，附图标记200一般指根据本发明的方法生产 合成气的工艺。工艺200与工艺10和100部分相似，除非另有指出， 相同或相似的部分或特征由相同的附图标记表示。

工艺200未示出沿合成气管线48移出的所产生合成气的任何特定 的下游应用。工艺200包括锅炉段202、锅炉排出闪蒸罐204和合成气 冷却器206。

煤进料管线208和空气进料管线206导进锅炉段202。烟道气管线 222从锅炉段202引出。高压蒸汽管线210连接锅炉段202与下游用户(一 般未示出)，特别地，导向气化段20的蒸汽进料管线46从高压蒸汽管 线210中分支出来。锅炉排出水管线212连接锅炉段202与第二加湿段 18，并从第二加湿段18导向闪蒸罐204。低压蒸汽管线214从闪蒸罐 204导向其他用户(未示出)。锅炉段进水管线216从闪蒸罐204经由自 身位于合成气管线48中的合成气冷却器206导向锅炉段202。锅炉段进 水管线216的排出水和补给水分别沿管线218和220提供。

工作时，煤和燃烧空气沿各自的进料管线206、208进料到锅炉段 202中并燃烧，所产生的烟道气沿烟道气管线222排出。由该燃烧释放 的热用来使沿锅炉段进水管线216进料的水升至沸点，并将一部分转化 为过热蒸汽，该过热蒸汽沿高压蒸汽管线210排出。处于其沸点的一部 分水沿锅炉排出水管线212排出并进料到第二加湿段18，在这里，其被 用来进一步加热和加湿氧气流，如前面参照工艺10、100所描述的那样。 在第二加湿段18中，一部分锅炉排出水蒸发，氧气流被加热至约210℃ 的温度并加湿至水浓度为约63体积％。

在第二加湿段18中，锅炉排出水被冷却至约150℃的温度。经冷却 的锅炉排出水通过锅炉排出水管线212移出并转移至闪蒸罐204。

在大气压下工作的闪蒸罐204中，在第二加湿段18中溶解在锅炉 排出水中的足够的氧气与闪蒸中所形成的低压蒸汽一起移出，以在常规 化学处理后使用通过管线216移出的液态底部产物作为锅炉进水。低压 蒸汽和氧气沿低压蒸汽管线214移出。来自闪蒸罐204的液态产物为锅 炉段进水，因此沿锅炉段进水管线216排出。锅炉段进水然后在被进料 到锅炉段202中之前在合成气冷却器206中与合成气的间接换热中被预 热至180℃的温度。

在可实施本发明的任何实施方案中，出于安全考虑规定用来通过与 含氧流接触加湿含氧流的热含水液体不应包含其浓度可能导致可燃组 分以经加湿的含氧流的爆炸下限和上限之间的浓度存在于该经加湿的 含氧流中的可燃组分。此外，热含水液体中溶解的固体物质和氧气不应 引起所选结构材料过度腐蚀。

本申请人认为，如所示的，本发明提高了生产合成气的效率，特别 是当使用低温非液态排渣气化器如低温固定床干底气化器来气化煤时 更是如此。需要作为气化器进料的高压蒸汽较少，因为一部分需要的气 化剂蒸汽与经加湿的氧气一起供给。这通常导致煤的用量减少。根据现 在其一部分与经加湿的氧气一起供给的高压蒸汽气化剂的温度，进料气 化器的组合气化剂的温度可比当氧气未被加湿时高。这可轻微减少支持 吸热气化反应所需的氧。此外，如所示的，本发明的方法还提供了在空 气分离单元中或者使用或产生合成气的联合装置中常见的低温热源的 增值热沉。在本发明的方法中，如所示的，由于装置冷却水没有用来冷 却压缩空气或合成单元产品气，故蒸发装置冷却水系统的载荷降低。在 本发明的方法中，如图3中所示，由于装置冷却水也没有用来冷却气化 段中产生的合成气，故蒸发装置冷却水系统的载荷甚至进一步降低。这 将导致节水。当使用反应水加湿氧气流时，如图1和2中所示，必须处 理的反应水的量也有利地降低。当用在生产烃的工艺中时，如所示的， 本发明的方法因此具有提高整体碳效率和减少装置CO₂排放的潜力。这 一点重要，因为在大型煤至液(coal to liquid)装置上最不容易捕集的CO₂排放来自燃煤蒸汽装置。减少这些排放因此在满足降低CO₂排放的规定 中具有特别的价值。

本发明可增加现有基于煤的烃合成装置(例如煤至液或CTL装置)获得 的蒸汽的量，而不用增加由低位热生成蒸汽的锅炉。对于新装置，燃煤锅 炉的容量可降低，从而减少CO₂的产生以及因此导致更有竞争力的气化足 迹(footprint)。优势将是基于煤的烃合成装置基建费用的降低和环境足迹的 减少，尤其是当采用固定床干底(例如Sasol-Lurgi气化)时更是如此。