因此，蒸汽与碳（S/ C)比率将保持在设计值或不同于设计值，并且可影响SMR工艺气体的组成以及温度。在SMR 和ATR构造中，离开SMR的工艺气体作为ATR的进料。对如何运行ATR有若干种选择可用。 例如，原先向气化器供应的氧气现可用于ATR中。进料至ATR的氧气协助在期望的温度下， 例如约1800° F下将在SMR出口的甲烷（ATR进料）转化成合成气体。所述合成气体流速 可比仅从SMR可达到的流速大100%。
[0101] 在1800° F下离开ATR的合成气体与在1550 - 1600° F下的合成气体相比具有 显著的不同。例如，甲烷含量从在较低温下的4摩尔％至6摩尔％的范围（基于干重）降 低至在1800° F下的小于1摩尔％ (基于干重）。氢气与一氧化碳（H2: CO)比率从在较低 温度下的约4. 5降低至在1800° F下的约3. 5。
[0102] 向SMR-ATR组合的进料中添加 CO2可进一步降低H 2:C0比率，例如在2. 5 - 3. 0的 范围内。
[0103] 模拟含有在图1和图3中所示的处理单元的世界级规模的甲醇工厂。在表3中的 第一列总结了设计条件（实例7)的结果，以5002公吨/d的设计生产率生产甲醇。所述轻 质化石燃料转化单元（SMR+ATR组合）提供了 71 %氢气和一氧化碳以及所述液体燃料生产 单元的进料中的47% -氧化碳。在表3中的第二列（实例8)总结了当气化器不运行并且 所有可利用的氧气被转移至ATR时的结果。对SMR运行做了两种调节；增加天然气的进料 流量并且将蒸汽与碳的比率从在实例7中（设计实例）的2. 8降低至在实例8中的2。由 此产生的SMR产物气体642在ATR 604内处理，使用较高的氧气流量并且再循环0)2至八丁1?。 H2 = CO的比率从在设计条件（实例7)下的4. 4降低至在实例8中的3. 0,并且（H2-CO2)/ (CCHCO2)的比率从2. 00增加至2. 35。假设所述CO2去除单元具有超大型的尺寸（气体27 的流速比在设计实例中的更高），所述混合装置液体燃料生产率在实例8中（气化单元不运 行）受可用于进料至轻质化石燃料转化单元6的氧气的量的限制。所有被用于煤气化单元 的氧气被送至ATR。净影响为：当所述气化器不运行时，全部装置产量的几乎95%是可实现 的。增加产量至全部装置产量的100%会需要比在本设计中所使用的空气分离单元具有略 微更大的生产能力的空气分离单元。可使用膜以降低（H2-CO2V(OHCO2)比率至2.0-2.1 的范围，其为甲醇合成回路的进料所正常需要的范围。 表3
*没有H2再循环
[0104] 实施例4-甲醇牛产混合装詈：在该实施例中，在lH常运行期间，通讨在单元2以及 含有SMR和ATR的轻质化石燃料转化单元6中的生物质的气化提供液体燃料生产单元8的 进料（图3)。SMR 602的进料包括天然气618和蒸汽624,并且ATR 604的进料包括SMR产 物气体642以及氧气16。4种运行模式的模拟结果被总结在表4中。
[0105] 在第一运行模式中，设计实例（实例9)，气化单元2气化固体生物质原料以生产 气化器-合成气26,其具有0. 87的氢气与一氧化碳的比率。SMR 602在2. 8的蒸汽与碳的 比率以及1270吨/天的CO2再循环下运行，并且具有足够的能量投入以在1575° F的SMR 出口温度下进行转化和水煤气变换反应至平衡。离开SMR 602的气体642经过ATR 604,其 使用最小量的氧气以保持ATR催化剂床在待用运行模式的温度下。离开轻质化石燃料转化 单元2的富含H2的合成气28具有3. 24的H2:CO比率。混合富含H2的合成气流28和气化 器-合成气流26以形成具有2. 22的H2: CO比率的混合的合成气流30。物流28提供75% 的氢气和一氧化碳以及在混合的合成气流30中的57%的一氧化碳。在液体燃料生产单元 8内处理混合的合成气流30以在1139公吨/天的甲醇的设计生产率下生产甲醇。
[0106] 在第二运行模式中（实例10)，气化单元2未运行。此外，未向ATR提供氧气。若 SMR必须保持正常运行（实例9的条件），甲醇反应器的产量将下降至当所述装置联合所述 气化器运行时所达到的产量的约57%。
[0107] 在第三运行模式中（实例11)，气化单元2未运行。调整轻质化石燃料转化单元6 运行以增加富含4的合成气28的生产率。增加轻质化石燃料的进料流量618。343吨/d 并且现可利用的本应已供应至气化单元的氧气被发送至ATR。所述蒸汽与碳的比率保持在 2.8,与设计实例（实例9)相同。0)2再循环为1291吨/天。这些调整增加富含H2的合成 气28的流速，H2:CO比率从在实例9中的3. 24降低至在实例11中的2. 64,并且可用于甲 醇合成的CO增加超过60%。所得的甲醇产量将几乎为当所述气化器运行时的实例所得的 产量的92%。
[0108] 在第四运行模式中（实例12)，气化单元2也未运行。增加轻质化石燃料的进料流 量。343吨/d的本应已供应至所述气化单元的氧气现可利用并进料至ATR。调整蒸汽的流 量以使蒸汽与碳的比率从2. 8的设计值降低至2. 0。1198吨/天的0)2再循环至ATR。这 些调整增加甲醇产量至近乎设计生产能力。由于气化器的运转中断可持续一个月或更久， 当所述气化器不可用时保持装置额定生产能力的这种能力将对项目的收益产生重大影响。
[0109] 通过保持（H2-CO2V(OHCO2)的比率在2. 0至2. 1的范围内来最优化甲醇反应器 的设计。具有运行的气化器的设计在该范围的中间。在气化器未运行时的实例的性能将得 以改善，具有更接近设计范围的比率。在物流27中的0)2可被捕捉（图1)并再循环至轻 质化石燃料转化单元6,作为控制在液体燃料生产单元8的进料中的H2: CO比率的方式。再 循环的〇)2可被直接添加至ATR，或单独地或与氧气混合。 表4
虽然已通过参考本发明的具体实施方案详述本发明，但对于本领域技术人员会是显而 易见的是，在不背离附录的权利要求的范围的情况下可做各种的变化和修改以及使用对等 物。
【主权项】
1. 运行混合装置的方法，其中在所述混合装置内的气化单元在小于它的设计生产能力 下运行或不运行，所述方法包括： a) 增加所述混合装置的轻质化石燃料转化单元的轻质化石燃料进料； b) 通过转移至少一部分的本应已进料至所述气化单元的氧气增加所述化石燃料转化 单元内的自热转化装置的氧气进料； c) 降低所述轻质化石燃料转化单元蒸汽与碳的比率，以及 d) 以在所述混合装置设计生产率的70%至110%之间的生产率生产液体燃料产物。2. 根据权利要求1的方法，其中至少10%的本应已进料至所述气化单元的氧气被转移 至所述轻质化石燃料转化单元。3. 根据权利要求1的方法，其中在步骤（c)中的蒸汽与碳的比率大于0. 4。4. 根据权利要求1的方法，其中所述自热转化装置出口体积气体流量不超过设计值。5. 根据权利要求1的方法，其中所述自热转化装置运行温度不超过设计值。6. 根据权利要求1的方法，其中在步骤（a)中所述轻质化石燃料转化单元中的额外的 轻质化石燃料进料被引入在所述轻质化石燃料转化单元内的自热转化装置。7. 根据权利要求1的方法，其中在步骤（a)中所述轻质化石燃料转化单元中的额外的 轻质化石燃料进料被引入与在所述轻质化石燃料转化单元内的下游自热转化装置联结的 蒸汽甲烷转化装置。8. 根据权利要求1的方法，其中在步骤（a)中所述轻质化石燃料转化单元中的额外的 轻质化石燃料进料被分成两物流，其中将第一物流进料至与在所述轻质化石燃料转化单元 内的下游自热转化装置联结的蒸汽甲烷转化装置并且将第二物流直接进料至所述下游自 热转化装置。9. 根据权利要求1的方法，其中在所述轻质化石燃料转化单元中所生产的含氢气和一 氧化碳的富含H2的合成气被进一步处理以回收氢气产物。10. 根据权利要求1的方法，其中从所述气化单元转移至所述轻质化石燃料转化单元 的氧气进料来自在所述混合装置内的空气分离装置或来自在所述混合装置外的空气分离 装置。11. 根据权利要求1的方法，其中使来自所述混合装置中的CO2去除单元的CO2流再循 环至所述自热转化装置。12. 根据权利要求1的方法，其中使来自所述混合装置中的CO2去除单元的CO2流再循 环至在所述轻质化石燃料转化单元中的蒸汽甲烷转化装置。13. 根据权利要求1的方法，其中使来自所述混合装置中的CO2去除单元的CO2流再循 环至以下两者：与在所述轻质化石燃料转化单元中的下游自热转化装置联结的蒸汽甲烷转 化装置以及所述下游自热转化装置。14. 根据权利要求11的方法，其中离开所述CO2去除单元的含氢气和一氧化碳的富含 H2的合成气的流量不超过设计值。15. 用于液体燃料生产的混合装置，其包含： a) 用于将固体原料转化成含氢气和一氧化碳的气化器-合成气的至少一个气化单元； b) 使用自热转化装置（ATR)或与下游自热转化装置（ATR)联结的蒸汽甲烷转化装置 (SMR)将轻质化石燃料转化成含氢气和一氧化碳的富含H2的合成气的轻质化石燃料转化单 元； C)液体燃料生产单元，用于接收所述气化器-合成气和/或所述富含4的合成气，并将 所述混合物转化成液体燃料产物，其中所述轻质化石燃料转化单元按照提供混合物中的至 少50%的氢气和一氧化碳且少于80%的一氧化碳的尺寸制造并且所述气化单元按照提供 混合物中的余量氢气和一氧化碳的尺寸制造从而在设计生产率下生产所述液体燃料产物。
【专利摘要】本申请公开了从含有氢气和一氧化碳的物流生产液体燃料产物的混合装置和方法，所述含有氢气和一氧化碳的物流通过气化固体碳质原料以及蒸汽转化轻质化石燃料产生。当所述混合装置中的气化单元在降低的生产能力下运行或不运行时，本应使用于所述气化单元中的氧气被转移至含自热转化装置的轻质化石燃料转化单元以增加到液体燃料生产单元的富含FL的合成气体流并保持接近额定生产能力的液体燃料生产。
【IPC分类】C10K3/06, C10J3/72, C01B3/32, C01B3/02, C07C29/151, C10G2/00
【公开号】CN104937078
【申请号】CN201380071369
【发明人】R.F.德尔内维奇, S.查克拉瓦蒂, M.M.夏
【申请人】普莱克斯技术有限公司
【公开日】2015年9月23日
【申请日】2013年11月15日
【公告号】CA2892149A1, US20140148519, WO2014085109A1