合成氣及合成氣衍生產品的製備的製作方法
2023-07-09 08:11:36 2
專利名稱：合成氣及合成氣衍生產品的製備的製作方法
技術領域：
本發明涉及合成氣和合成氣衍生產品的製備。具體地，本發明涉及合成氣的製備方法，和合成氣衍生產品的製備方法。
背景技術：
為了製備合成氣，使用氣化器氣化固體含碳原料。當使用某些氣化器如魯奇(Lurgi商品名)移動床氣化器由煤炭製備合成氣時，產生大量的甲烷，並且在由氣化器製備的原合成氣中存在焦油和固體。在許多依靠使用氣化器由固體含碳原料製備的合成氣原料的方法中，如費希爾-特羅凱(Fische-Tropsch)合成氣轉化方法，合成氣中的甲烷會導致問題，因為它惰性地通過該工藝時顯著地降低設備的性能。由於為了去除焦油和固體，合成氣首先必須淬火，因此合成氣中的焦油和固體也會導致問題。其影響在於由於淬火過程中的熱能的損失導致降低合成氣的蒸汽產生能力，從而僅生成低壓蒸汽。
發明內容
根據本發明的一個技術方案，提供一種製備合成氣的方法，該方法包括在氣化階段，氣化含碳原料，從而提供包括至少H2、CO和CH4的原合成氣；以及在部分氧化階段，在氧氣存在下，部分氧化原合成氣，從而提供與原合成氣相比含較少CH4、較多H2和CO的改良合成氣。
部分氧化階段典型地為非催化的熱部分氧化階段。典型地，當含碳原料為煤炭等時，原合成氣包含焦油和固體。有利地，通過使原合成氣進行熱部分氧化，製備的改良合成氣基本不含有重質烴(如焦油)和固體、以及甲烷，從而避免了為去除焦油和固體而用水淬火原合成氣。固體可以作為熔渣從部分氧化反應器中被去除。
可以在約1000℃～約1600℃之間的溫度下進行熱部分氧化，更優選在約1100℃～約1400℃之間，如在約1300℃的溫度下。部分氧化階段的操作溫度必須高於灰燼熔化溫度。
該方法可以包括使改良合成氣進行水-煤氣變換反應的階段，從而提供具有更理想的H2和CO摩爾比、如1∶1.7或1∶2的摩爾比的富氫的合成氣。使改良合成氣進行水-煤氣變換反應的階段典型地包括在至少400℃、優選在約410～約450℃之間的溫度下向該改良合成氣中加入蒸汽。
該方法可以包括在冷卻階段冷卻改良合成氣並製備蒸汽。在冷卻階段，在至少34bar、優選在至少41bar壓力下製備蒸汽。該高壓蒸汽可以有利地在氣化階段和/或在水-煤氣變換反應階段中使用，從而無需製備或提供額外的高壓蒸汽。典型地，在冷卻階段，從合成氣中去除冷凝水。改良合成氣可以被冷卻至所述水-煤氣變換反應階段的操作溫度，典型地在700℃～900℃之間。
該方法也可以包括在冷卻階段冷卻富氫的合成氣並製備蒸汽。該蒸汽可以為高壓蒸汽。
典型地，在氧氣和蒸汽存在下，使用如魯奇(Lurgi，商品名)移動床氣化器的氣化器氣化含碳原料。
該方法可以包括在重整階段重整蒸汽和含甲烷的原料。重整階段的產品蒸汽可以與改良合成氣混合。可以由高溫改良合成氣獲得這種重整反應所需的能量，也就是，部分在冷卻步驟中可以被用於產生蒸汽的能量可以被用於為重整階段提供能量。
在該方法的包括重整階段的優選實施例中，因此該重整階段是氣熱重整階段，其中，改良合成氣在為重整階段提供能量的同時被冷卻。
因而，該方法可以包括向重整階段加入氣態或液態的含甲烷的原料。
根據本發明的另一技術方案，提供了一種生產合成氣衍生產品的方法，該方法包括以下步驟以前述方法製備合成氣；以及在合成氣轉換階段，將合成氣轉化為合成氣衍生產品。
在本發明的一個實施例中，合成氣轉換階段為費希爾-特羅凱烴合成階段。然而，可以理解，合成氣轉換階段可以為任何需要合成氣的合成階段，如甲醇、高級醇或氧代醇合成階段。
費希爾-特羅凱烴合成階段可以使用任何適當的反應器，如管形固定床反應器(tubular fixed bed reactor)、泥漿床反應器(slurry bed reactor)或循環床反應器(ebullating bed reactor)。反應器內的壓力可以在1bar～100bar之間，同時溫度可以在200℃～380℃之間。優選地，費希爾-特羅凱烴合成階段為高溫的費希爾-特羅凱烴合成階段。因而，反應器包括微粒形態的費希爾-特羅凱催化劑。該催化劑可以包括作為其活性催化組分的Co、Fe、Ni、Ru、Re和/或Rh。可以用一種或多種選自鹼金屬、V、Cr、Pt、Pd、La、Re、Rh、Ru、Th、Mn、Cu、Mg、K、Na、Ca、Ba、Zn以及Zr的助催化劑促進該催化劑。該催化劑可以為載體催化劑，其中如Co的活性催化劑組分可以負載於如Al2O3、TiO2、SiO2、ZnO或其組合的適當的載體上。
該方法可以包括在將合成氣轉化為合成氣衍生物之前去除該合成氣中的硫化合物的步驟。去除硫化合物可以包括使用所謂的甲醇吸收法脫酸性氣過程(Rectisol process)，其中用甲醇洗滌該合成氣。
在合成氣的轉換階段中，可以形成包括CH4的產品氣。CH4可以從產品氣中分離。在本發明的一個實施例中，在冷分離階段從一種或多種冷凝流中分離CH4。分離的CH4可以被燃燒。或者，該分離的CH4可以被再循環到部分氧化階段。因而，本發明的方法一個實施例的特徵在於，合成氣轉化階段的後續處理不需要重整階段，如蒸汽重整階段，因為該方法的這一實施例中含碳物質的氣化過程中形成的甲烷的大部分的，及可選擇地，重循環的甲烷的大部分在部分氧化階段被氧化。
在包括重組階段的該方法的另一實施例中，在合成氣轉化階段形成包括CH4的產品氣，該方法進一步包括從產品氣中分離CH4、並且再循環CH4到重整階段。
根據附加的簡圖，通過實施例描述本發明，其中圖1說明根據本發明的製備合成氣衍生產品的方法的實施例，該方法包括製備合成氣的方法；圖2說明了根據本發明的製備合成氣衍生產品的方法的另一實施例，該方法包括製備合成氣的方法。
具體實施例方式
根據圖1，附圖標記10通常表示根據本發明的製備合成氣衍生產品的方法。
如圖1中的簡化流程圖所示，方法10包括氣化階段12、部分氧化階段14、第一冷卻階段15、水-煤氣變換反應階段16、第二冷卻階段18、合成氣脫硫階段20、合成氣轉化階段22、CO2去除階段24以及冷卻分離階段26。
煤炭原料管線28及蒸汽和氧氣供應管線30進入到氣化階段12，提供脫灰線32以從氣化階段12去除其中的灰分。原料氣體管線34從氣化階段12進到部分氧化階段14。氧氣供應管線36也進到部分氧化階段14。從部分氧化階段14引出除渣管線37。
部分氧化階段14通過改良合成氣管線38連接到第一冷卻階段15和水-煤氣變換反應階段16。蒸汽供應管線40也進到水-煤氣變換反應階段16，從而如果需要，提供額外的蒸汽。
由第一冷卻階段15引出高壓蒸汽管線17和可能的冷凝物去除管線19。
富氫合成氣管線42將水-煤氣變換反應階段16連接冷卻階段18。從冷卻階段18引出高壓蒸汽管線44和冷凝物去除管線46。此外，冷卻階段18通過冷卻的合成氣管線48被連接到合成氣脫硫階段20。
合成氣脫硫階段20具有脫石腦油管線50和脫硫管線52。甲醇供應管線54進入合成氣脫硫階段20。
合成氣脫硫階段20通過最終合成氣管線56連接到合成氣轉化階段22。由合成氣轉化階段22引出中間產物管線58和反應水去除管線60。
CO2去除階段24通過輕氣體管線62連接到合成氣轉化階段22，及通過無CO2的輕氣體管線64連接到冷分離階段26。從CO2去除階段24，取CO2管線66，並且從冷分離階段26，取冷凝水管線68。此外，由冷分離階段26引出富甲烷管線70。
典型地，氣化階段12包括多個移動床氣化器，如魯奇(Lurgi，商品名)移動床氣化器(圖中未顯示)。這些氣化器製備具有1∶1.7～1∶2的CO∶H2摩爾比的合成氣，使其適用於製備在費希爾-特羅凱烴合成階段使用的合成氣。如煤炭供應管線28所示，通過閉鎖式料鬥(圖中未顯示)向氣化器中添加粗煤炭，同時沿蒸汽和氧氣供應管線30加入蒸汽和氧氣。需要氧氣來燃燒某些煤炭，從而為吸熱的氣化反應提供能量。典型地，在氣化器套(圖中未顯示)中，由加入到該套中的鍋爐給水產生部分所用的蒸汽。蒸汽的壓力為40bar(標準)，溫度為390℃，鍋爐給水的壓力為40bar(標準)、溫度為105℃，並且氧氣的壓力為29bar(標準)、溫度為140℃時。
在各氣化器中，在氣化器床內，由頂部至底部可劃分為不同的反應區，即釋放溼氣的乾燥區、發生高溫分解的脫揮發區、主要發生吸熱反應的還原區、放熱氧化或燃燒區以及位於氣化器床的底部的灰床。逆流模式的操作的結果是熱灰與加入的冷反應物，如蒸汽和氧氣或空氣，交換熱量，而同時熱原氣與加入的冷煤炭交換熱量。這樣使灰燼和原氣以與其它類型的氣化器比較相對低的溫度分別通過脫灰管線32(通過旋轉篩和閉鎖式料鬥後)和原氣管線34離開氣化階段12，這樣提高了熱效率，並且降低了氣化器中的蒸汽和氧氣的消耗。
在氣化器的高溫分解區內，焦油、油類和瀝青等被釋放。在魯奇(Lurgi，商品名)氣化器內的較低操作溫度下，這些高溫分解產物不被破壞。這些高溫分解產物可以被用於製備如氨、硫、甲酚和苯酚的有價值的副產物。
在氣化器內發生以下反應燃燒ΔH＝-406KJ/mol還原ΔH＝160KJ/molΔH＝119KJ/mol水-煤氣變換ΔH＝-40KJ/mol甲烷形成
ΔH＝-87KJ/molΔH＝-206KJ/molΔH＝182KJ/mol在各氣化器內的溫度特徵隨煤炭通過氣化器內的不同區而變化。在氣化區內，溫度在800～1200℃之間變化。離開氣化階段12的原合成氣典型地在約460℃～500℃之間的溫度下，但是該溫度也可以更低。
煤炭原料的灰熔溫度限定了氣化器中的最高溫度。灰熔在氣化器的底部導致去除灰燼的問題。由於這種限制，溫度不能夠升高，從而比高溫情況下使原合成氣中形成更多的甲烷部分。
除H2、CO、CO2、H2O和CH4外，從氣化階段12進入到部分氧化階段14的原合成氣也包括固體顆粒和焦油以及如H2S的汙染物。
在部分氧化階段14，甲烷在氧氣通過氧氣供應管線36被加入到部分氧化階段14中的燃燒過程中在約1300℃的溫度下被加熱部分氧化。在該部分氧化反應中，甲烷被被轉化為H2和CO，因此提供了與加入到部分氧化階段14的原合成氣相比含有較少甲烷、更多H2和CO的改良合成氣。原合成氣中存在的焦油和高級烴被裂解和燃燒，從而使從部分氧化階段14獲得的改良合成氣不含有這些會導致問題的組分。固體通過管線37作為殘渣從部分氧化階段14中被去除。
對於本發明的方法10，可能有必要使用沉積階段(圖中未顯示)，其中，灰粒沉積在收集表面，從而在改良合成氣進入合成氣轉化階段前，將在部分氧化階段中可能形成的灰粒從改良合成氣中分離。
在第一冷卻階段15中，改良合成氣被冷卻，同時產生具有約40bar(標準)壓力的高壓蒸汽並沿管線17被移出。在冷卻/蒸汽產生過程中，水可以從改良的合成氣中被冷凝，同時通過冷凝物去除管線19排除形成的冷凝水。
在水-煤氣變換反應階段16中，如果改良的原料氣體中沒有足夠的水，可以在約420℃溫度下將改良合成氣與高壓蒸汽混合，同時使改良合成氣進行水-煤氣變換反應，從而提供具有更理想的約1∶1.7的CO∶H2摩爾比的富氫的合成氣。水-煤氣變換反應的操作溫度必須高於300℃，典型地在700℃～900℃之間。因此，由水-煤氣變換反應階段16得到的富氫的合成氣含有比加入到水-煤氣變換反應階段16中的改良合成氣更多的氫和較少的CO。
在第二冷卻階段18中，冷卻富氫的合成氣，同時在約40bar(標準)的壓力下產生高壓蒸汽。在冷卻/蒸汽產生過程中，水從富氫的合成氣中被凝結，同時通過冷凝水去除管線46去除該形成的冷凝水。
冷卻的合成氣通過冷卻合成氣管線48被傳送到合成氣脫硫階段20。合成氣脫硫階段20為從冷卻的合成氣中去除硫化合物、CO2、高級烴(石腦油)和HCN的所謂的甲醇吸收法脫酸性氣過程。
在合成氣脫硫階段20中，在一系列熱交換器中進一步冷卻上述冷卻的合成氣(圖中未顯示)，並且去除任何殘留的煤氣冷凝液。由於冷卻的合成氣仍然是水飽和的，向合成氣中加入甲醇以防止結冰。在包括預洗、主洗和精洗段的吸收裝置(圖中未顯示)的預洗段用更多的甲醇清洗該冷卻合成氣。在預洗段，石腦油、HCN和水被清除至吸收裝置的底部，同時合成氣通過主洗和精洗段沿吸收裝置上升。在主洗和精洗段，使用甲醇從合成氣中去除硫氣和CO2。最終的清洗過的合成氣從吸收裝置的頂部引出，並且沿最終的合成氣管線56進入合成氣轉換階段22。硫化合物通過脫硫管線52從合成氣脫硫階段20被去除，同時石腦油沿脫石腦油管線50通向精煉廠(圖中未顯示)。
合成氣轉換階段22利用了高溫費希爾-特羅凱轉換。最終的合成氣沿最終的合成氣管線56進入費希爾-特羅凱反應器，在該反應器中，最終的合成氣中的氫氣和CO在基於鐵的流化催化劑存在下、在約350℃的區間的適度溫度下在壓力作用下發生反應，以生成C1～C50範圍內的光譜烴。高價值的化學成分同時用於製備合成油。在該反應器中也製備氧化烴和反應水。
最終的合成氣以流化鐵催化劑床的速率進入費希爾-特羅凱反應器的底部，使費希爾-特羅凱反應在約350℃的溫度下和20bar的壓力下進行。由於反應是放熱的，因而在費希爾-特羅凱反應器中具有生成蒸汽的冷卻螺管(圖中未顯示)以去除反應熱。為了避免影響床的空隙度和通過床的壓力降，因此當需要時，加入新的鐵催化劑而不中斷過程，從而保持了合成氣的高轉化，並且確保催化劑顆粒的顆粒尺寸分布保持恆定。典型地，對於高溫流化床費希爾-特羅凱反應器，產品的分布大概如下表所示表1
從合成氣轉換階段22去除各種中間產品流，如澄清油流和穩定的輕油流，以用於在精煉廠進一步加工。這些流一般用中間產物管線58表示。同樣，反應水通過反應水去除管線60從合成氣轉換階段22中被去除，從而回收有價值的產品，如醇、酮和有機酸。
輕氣體產品沿輕氣體管線62從合成氣轉換階段22中被提取，並通向CO2去除階段24。CO2去除階段是所謂的本菲爾德(Benfieid)分離過程，該分離過程用於從通常包括CO2、H2和CH4的輕氣體產品中去除CO2。可以理解，在費希爾-特羅凱合成過程中，由於所謂的水-煤氣變換反應而形成了大量的CO2。典型地，CO2約佔由合成氣轉換階段22提取的輕氣體產品的11％。
在CO2去除階段，使用K2CO3和二乙醇胺的溶液分兩個階段從輕氣體中吸附CO2氣體。輕氣體通過K2CO3洗柱(圖中未顯示)，然後經過二乙醇胺洗柱(圖中未顯示)。K2CO3溶液和二乙醇胺溶液在兩個獨立的再生柱(圖中未顯示)中被再生。典型地，如CO2管線66所示，在K2CO3和二乙醇胺溶液的再生過程中回收的CO2被釋放到大氣中。可選擇地，可以通過將CO2再循環到熱部分氧化階段調節製備的合成氣中的H2/CO的比例。
從CO2去除階段24中出來的無CO2的輕氣體流通過無CO2的輕氣體管線64被送至冷卻分離階段26以從無CO2的輕氣體流的殘留氣體中分離出甲烷、氫氣、乙烯和丙稀。這通過在27bar下將無CO2的輕氣體流首先冷卻至約15℃、並且去除C3烴片斷和水而進行。在第二階段進一步冷卻至-35℃並乾燥，去除含C3和C2片斷的冷凝流，以用於通過去乙烷柱(圖中未顯示)進一步純化。再次冷卻無CO2的輕氣體流的殘餘物，並且分離氫氣和甲烷。將氫氣傳送到變壓吸收器(pressureswing absorbers)(圖中未顯示)用於純化。甲烷冷凝物形式的甲烷通過去甲烷柱(de-methaniser column)(圖中未顯示)被純化，然後如圖所示由富甲烷管線70從冷卻分離階段26被去除。甲烷可以燃燒，或者返回到部分氧化階段14。各種在冷卻分離階段26被去除的冷凝物流被送至精煉廠，並且一般用冷凝物管線68表示。
該方法10被數學地模擬，並且以下表格提供了一些通過模擬得到的顯著的信息。在該模擬中，假設使用37個魯奇(Lurgi，商品名)氣化器，並且假設該方法10中生成的蒸汽也在該方法10中被使用。以下表格也包括在初合成後進行淬火和冷卻的常規魯奇(商品名)氣化方法的對比信息，該常規方法到階段20、22、24和26為止都類似於該方法10。然而在常規方法中，在蒸汽和氧氣存在下(以1∶1.5的碳∶蒸汽比)，在自熱重組裝置中重組由合成氣轉換階段22獲得的甲烷，並且將其再循環以與氣化器中得到的原合成氣混合。
表2煤炭原料組成
表3該方法10各階段之後的合成氣組成和狀態
表4
加入到合成氣轉換階段的最終的合成氣
表5蒸汽和氧氣需要量
儘管，根據模擬，對於相同數目的氣化器，常規方法生成多13.8％的加入到合成氣轉換階段22的最終合成氣，但是，由於較少的甲烷通過設備，因此本發明的方法10具有多13％的可用設備能力。對於相同設備大小的氣化器的後處理程序，如上所述，通過本發明的方法10使用越多的氣化器就能夠生成越多的合成氣。此外，對於本發明的方法10，由該方法10製備了所有該方法需要的高壓蒸汽，然而，對於常規方法，需要額外燃燒213噸/小時煤炭，以產生足夠的用於氧氣壓縮和其它目的的蒸汽。儘管可以理解，如果獲得額外的甲烷，例如從天然氣中，使用甲烷重整裝置是合理的，但是，如上所述，本發明的方法10不需要甲烷重整裝置。
根據圖2，說明了根據本發明的製備合成氣衍生產品的方法的另一實施例，並且一般用附圖標記100表示。方法100在許多方面類似於方法10，並且除非另有說明，相同的附圖標記也表示相同的或類似的特徵。
代替方法10的第一冷卻階段15和水-煤氣變換反應階段16，方法100包括氣熱重整階段102。甲烷供應管線108、蒸汽供應管線110和富甲烷管線70進入氣熱重整階段102內。重整氣體管線104從重整階段102引出，並且與進入冷卻階段18的改良合成氣管線38結合。
如圖2所示，在方法100中，氣化和部分氧化後，在氣熱重整階段102中冷卻改良合成氣，同時在蒸汽存在下沿管線108和70進入到重整階段102的甲烷被重整。因此，從改良合成氣獲得重整反應所需的能量。典型地，氣化階段12獲得的原氣體包括硫。由於已知硫能夠抑止導致氣體加熱重整裝置的蝕斑的碳的形成，因此認為原氣體中出現的硫對於重整步驟是有利的。因此，在方法100中，可以認為較便宜材料可用於構建氣熱重整裝置100、或氣熱重整階段102中所用的重整裝置。
可以理解，氣熱重整階段102的運行結果是，由於進入冷卻階段18的管線38中改良合成氣中的H2/CO的摩爾比適於費希爾-特羅凱烴合成，因此，在方法100中不要求必須使用水-煤氣變換反應階段。
方法10、100被數學地模擬，並且與利用隨後淬火和冷卻原合成氣的魯奇(商品名)氣化方法的常規的基礎方法比較。因此，相關階段12、20、22、24和26，常規方法類似於方法10。然而，在常規方法中，在蒸汽和氧氣存在下(以1∶1.5的碳∶蒸汽比)，由合成氣轉換階段22獲得的甲烷使用自熱重整裝置重整並再循環以與來自氣化器的原合成氣結合。其中在氣化後進行部分氧化和自熱重整的方法也被模擬。該方法在下文被稱為「方案4」。
在這些模擬中，對於方法10，假設一個或多個氣化器生成具有H2/CO摩爾比為1.7的原合成氣。對於方法100，假設階段14和階段102排出的混合流(全合成氣流)中的H2/CO摩爾比為1.9。同樣的假設被用於方案4，即在全合成氣流(total syngas stream)中的H2/CO摩爾比為1.9。其它的假設包括在1100℃的溫度下進行部分氧化階段，以及從甲烷和焦油的部分氧化獲得能量。對於氣化器和部分氧化階段，都假設操作壓力為30bar。也假設在30bar下進行所有其它階段。假設在800℃下進行水-煤氣變換反應階段。在蒸汽產生過程中或在氣熱重整階段102中，將部分氧化階段排出的氣體冷卻至180℃。在所有情況下，在40bar、420℃溫度下生成高壓蒸汽，從而可以在該方法中直接被使用。假設鍋爐給水在80℃的溫度下進入各方法。
下表給出了數學模擬的結果。在表6中，給出了方法10中的由氣化階段12獲得的原氣體、由部分氧化階段14獲得的改良合成氣和由水-煤氣變換反應階段16獲得的富氫的合成氣的管流組成。表7提供了總氣體流的組分，即，如果根據情況由氣化階段12獲得原氣體(或者對於方法100，由部分氧化階段14獲得改良合成氣)和由氣熱重整階段102或自熱重整階段獲得的重整合成氣被混合而獲得的組分。在重整情況下，假設每個氣化器以600mol/hr額外地加入甲烷。表7提供了上述提及的常規魯奇氣化方法、包括部分氧化並且隨後進行自熱重整的方法(方案4)、和方法100的結果。
表8提供了由與表7相關的上述三種方法製備的每單位合成氣所用的氧氣和蒸汽的計算信息。
當氣化、部分氧化和自熱重整被模擬(方案4)時，與常規的基本氣化方法相比，每單位製備的合成氣消耗的氧氣增加了69％。此時，蒸汽消耗增加了21％，但是如果考慮該方法中產生的蒸汽，則蒸汽消耗下降了6％。當氣化、部分氧化和氣體熱重整(方法100)被模擬時，則氧氣的消耗比常規基本氣化方法少了9％，並且蒸汽消耗下降了31.5％。如果考慮產生的蒸汽，則每單位製備的合成氣的蒸汽消耗下降了60％。這些模擬預測當使用部分氧化時，所有的焦油和重烴被破壞，從而不必進行黑色產品的處理。這意味著可以避免涉及從氣化階段獲得的原氣體分離焦油和石油的困難。此外，可以理解，如果在該方法中提前重整甲烷，則可獲得更多的後續容量。
表6在方法10的各階段後合成氣的組成和狀態
表7由氣化獲得的原氣體和由重整操作獲得的重整氣體被混合(假設甲烷以600mol/hr被輸入到各氣化器中)的管流組成
表8製備每單位的合成氣所使用的氧氣和蒸汽
權利要求
1.一種製備合成氣的方法，該方法包括以下步驟在氣化階段，氣化含碳原料，從而提供至少包括H2、CO和CH4的原合成氣；以及在部分氧化階段，在氧氣存在下，部分氧化原合成氣，從而提供與原合成氣相比含較少CH4、較多H2和CO的改良合成氣。
2.如權利要求1所述的方法，其中部分氧化階段為非催化的、熱部分氧化階段。
3.如權利要求2所述的方法，其中製備的改良合成氣基本上不含有重質烴和固體，因此避免了為去除重質烴和固體而需要用水淬火原合成氣。
4.如權利要求2所述的方法，其中在約1000℃～約1600℃之間的溫度下實現熱部分氧化。
5.如上述任意一項權利要求所述的方法，其中使用移動床氣化器在氧氣和蒸汽存在下氣化含碳原料。
6.如上述任意一項權利要求所述的方法，該方法還包括使改良合成氣進行水-煤氣變換反應的階段，從而提供具有更理想的H2和CO摩爾比的富氫的合成氣。
7.如權利要求6所述的方法，該方法包括在使改良合成氣進行水-煤氣變換反應階段前，在冷卻階段冷卻改良合成氣並且在至少34bar壓力下產生蒸汽。
8.如權利要求6或7所述的方法，該方法包括在冷卻階段冷卻富氫氣的合成氣和在至少34bar壓力下產生蒸汽。
9.如權利要求1～5中任意一項所述的方法，該方法包括在重整階段重整蒸汽和含甲烷的原料，並且將重整階段的產品流與改良合成氣混合。
10.如權利要求9所述的方法，其中，重整階段為氣熱重整階段，其中改良合成氣被冷卻，而同時為重整階段提供能量。
11.一種製備合成氣衍生產品的方法，該方法包括以下步驟以如權利要求1～11中任意一項所述的方法製備合成氣；在合成氣轉換階段，將合成氣轉化為合成氣衍生產品。
12.如權利要求11所述的方法，其中合成氣轉換階段為費希爾-特羅凱(Fisher-Tropsch)烴合成階段。
13.如權利要求11或12所述的方法，其中在合成氣轉換階段中，形成包括CH4的產品氣，該方法進一步包括從產品氣中分離CH4並再循環分離的CH4到部分氧化階段。
14.如權利要求11或12所述的方法，在權利要求9的範圍內，其中，在合成氣轉換階段，形成包括CH4的產品氣，該方法進一步包括從產品氣分離CH4並再循環分離的CH4到重整階段。
15.如權利要求1中所述的製備合成氣的方法，基本如此處描述和說明的。
16.如權利要求11中所述的製備合成氣的方法，基本如此處描述和說明的。
17.製備合成氣的新方法、或製備合成氣衍生產品的新方法，基本如此處描述的。
全文摘要
一種製備合成氣的方法(10)，該方法包括在氣化階段(12)，氣化含碳原料，從而提供至少包括H
文檔編號C10J3/16GK1708451SQ200380102261
公開日2005年12月14日 申請日期2003年10月27日 優先權日2002年10月28日
發明者馬丁·雅各布斯·凱澤, 馬古圖·克爾特澤恩 申請人:薩索爾技術(控股)有限公司