还原法的合成气生产的制作方法
【技术领域】
[0001] 本发明设及一种起始于C〇2和也S的合成气体生产方法，所述反应物通过工业常规 工艺产生或者通过常规工业纯化工艺分离。
【背景技术】
[0002] 合成气体(合成气）主要通过控(通常是甲烧)的部分氧化获得。该工艺的代表是卡 氏炉（cathe化al oven),其设置有包含催化剂的管，甲烧和蒸汽流经该管W将运些反应物 转化为C0和也，即合成气。所述炉的目的是通过热福射加热管W达到最高至800°C的反应溫 度。然后使合成气冷却并在炉下游将其分离。或者，合成气由煤气化来生产。将煤、氧和蒸汽 供给至气化反应器W通过煤自身的部分氧化反应来获得合成气流。如今，气化对于生物质 和农业/工业残留物或固体城市废物在技术上也是可行的，但基本上具有相同的结果一一 部分氧化反应物W获得合成气。
【发明内容】
[0003] 本申请人发现了一种用于生产合成气体(合成气）的方法，该方法包括C〇2与也S之 间的吸热反应。
[0004] 该合成气生产方法的能量供应通过使一部分也討良据下述反应方案放热氧化成S〇2 来提供：
[000引 R2:也 S+1.5 化一 S02+也 0
[0006] 在不考虑前述R2反应的情况下，该合成气生产方法根据下述总体理论反应方案R1 来进行：
[0007] R1: C02+2也 S 一 CO+H2+S2+也 0
[0008] 该方法的特征还在于，相对于所供给的反应物气态混合物的总体积，所供给的氧 的量占5体积％至25体积％。
【附图说明】
[0009] 图1表示本发明方法中所使用的热反应器的框图。
[0010] 图2表示在氧或空气的存在下本发明方法中所使用的再生式热反应器的图。
[0011] 图3表示用W进行本发明方法的独立生产单元的框图。
[0012] 图4表示用于硫回收的常规克劳斯(Claus)型生产单元的框图。
[0013] 图5表示与克劳斯型催化系列装置整合的用W进行本发明方法的生产单元的框 图。
[0014] 图6表示用于生产硫酸的常规型生产单元的框图。
[0015] 图7表示与用于生产硫酸的生产单元整合的用于进行本发明方法的生产单元的框 图。
[0016] 图8表示与预定生产甲醇的生产单元结合的用于进行本发明方法的生产单元的框 图。
[0017] 图9表示与用于根据费托气液工艺生产汽油/柴油的生产单元联合的用于进行本 发明方法的生产单元的框图。
[0018] 图10表示与用于由煤的气化生产合成气的生产单元结合的用于进行本发明方法 的生产单元的框图。
[0019] 发明详述
[0020] 出于本发明的目的，词语"总体理论反应方案"意指一般的和化学计量的反应物转 化方案。该方案和所有相关的化学计量可W根据反应器方法学及其运行条件而变化。
[0021] 出于本发明的目的，定义"克劳斯单元的催化系列装置"意指克劳斯单元中位于热 区下游的用于硫回收的一系列催化转化器和冷凝器。
[0022] 出于本发明的目的，词语"氧"意指纯氧、空气、富氧空气、燃烧空气等。优选地，氧 为纯氧或空气。
[0023] 出于本发明的目的，词语"工作单元"意指用于进行本发明方法的设备，包括反应 器、使合成气与离开所述热反应器或再生式反应器的烟气的其他组分分离的至少一个分离 区、W及未转化反应物的至少一个再循环区。
[0024] 出于本发明的目的，词语"独立工作单元"意指用W进行根据本发明的方法的工作 单元，其中至少一个分离区和/或至少一个再循环区分离于预定进行不同工业过程的其他 工作单元的那些。
[002引出于本发明的目的，"小部分出S"是指根据前述反应R2与化直接反应的出S的体 积％，因此(根据进入反应器的化的体积)基于所供应的出S的总体积计算。
[0026] 出于本发明的目的，词语"有效再生"意指反应器的再生区能够将进料大幅预热直 至接近反应器热区条件的溫度（即超过1 〇〇〇°C)。
[0027] I)在氧/空气存在下的合成气生产
[0028] 基于运送至反应器的全部气态混合物，本发明的方法通常通过向反应器供给量为 混合物的5体积％至25体积％的氧/空气来进行，W在能量上维持经由C〇2还原的合成气的 吸热生产，优选地，当再生极为高效时在5 %至15 %的范围内。
[0029] 本发明的方法在反应器如再生式热反应器或热反应器中进行，但前者为更优选 的。
[0030] 其中生产合成气的再生式热反应器（图2)优选地对于再生区为管式塞流反应器 (PFR)，并且对于热区为内部覆盖有耐火材料并且优选地在下游设置有废热锅炉的PFR。根 据一个特别优选的实施方案，该反应器区为覆盖有耐火材料并且在下游设置有废热锅炉的 热炉，其中由经冷却的反应器烟气在壳侧生成中/高压蒸气，所述反应器烟气在管侧进入废 热锅炉。
[0031] 本发明方法中优选使用的再生式热反应器可W具有不同的构造，并且反应物进料 位于一个反应器区域或不同的反应器区域。
[0032] 根据本发明的方法也可W在热反应器（即PFR)中进行，气体W端流通过该热反应 器，并且如前文所述，该热反应器在下游设置有废热锅炉。
[0033] 根据本发明的方法的反应溫度优选地为800°C至1550°C。
[0034] 更优选地，当需要高度捕获从而高度转化C〇2和此S时，反应溫度为1300°C至1550 °c，然而当目标为获得相对较高的出/ω比时，该方法在较低溫度(900°c至iioo°c)下进行。
[0035] 所供给的氧根据下述反应方案通过燃烧小部分出SW在热量上维持反应R1:
[0036] R2:出 S+1.5 化一 S〇2+出 0
[0037] 施加的压力优选地为1个绝对大气压至2个绝对大气压，更优选地为1.5个大气压 至2个大气压。
[003引接触时间优选地为0.1秒至3秒，更优选地为0.5秒至1.5秒。
[0039] 运些参数通过进行本文中的下述模拟而获得，该描述仅为了举例说明而非限制性 的目的。
[0040] 通过使用包括2426个化学反应和142种化学物质的复杂动力学方案(Manenti等， Multiscale modelling of Claus thermal furnace and waste heat boiler using detailed kinetics,Computers and Chemical Engineering，59,219-225,2013)，对根据 本发明的方法中使用的再生式热反应器或者热反应器进行了模拟。模拟不能通过使用商业 软件来进行，原因是主要的过程模拟器没有提供复杂动力学方案。因此，本发明的模拟用预 先原位验证的上述工具进行。
[0041] 图1中示意性地示出了热反应器。下表1中报道了模拟数据。
[0042] 表1.热反应器
[0043]
[0044] 乂 口溫度
[004引2反应器溫度
[0046]反应器的另一构造为所提出的再生式(能量整合)热反应器，并且在图2中示意性 示出。该反应器在相对较低的溫度(例如250°C)下接收C〇2和此S反应物流。该进料用离开炉 的烟气预热(例如最高至700°C)。一旦达到上述溫度，就供给氧W使溫度进一步提高直至期 望值（1300°C至1550°C)。然后通过与入口气体交换热使烟气冷却。W运种方式实现了大幅 的热回收，并且维持合成气生产所需的氧量显然低于热反应器中所需的氧量。
[0047]下表2中报道了再生式反应器的模拟数据。
[004引表2.再生式反应器 ΓΩΩ4Ρ?
[0050] 乂 口溫度
[0051] 2反应器溫度
[0052] 最佳条件在如下文所报道的不同运行条件下变化，所述运行条件用于举例说明而 非限制性的目的。
[0053] W下数据设及在1300°C、1.8己和1秒的滞留时间下进行的所提出的反应。每当进 料溫度低于反应溫度时，需要另外的化W提高自身溫度。 巧化4] 条件1--高出S含量
[005引 T = 1300°C P = 1.8己滞留时间=1秒
[0056] 入口摩尔分数:82% 出S，10%C02,8%02
[0057] 出口 ： 24.4体积％合成气，出/CO比=3，未产生S〇2，出S的转化率=60体积％，0)2的 转化率=70体积％
[0058] 因为未产生S〇2,所W对出具有高选择性，并且该方法无需与设及耗尽S〇2的设备联 合，所述设备例如存在于克劳斯催化系列装置或如之后报