CN101629111B - 生产替代天然气的***和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供用于生产合成天然气的***和方法。所述方法可包括在气化器中化气碳质原料，以提供原始合成气。可冷却所述原始合成气，以提供冷却的原始合成气。可在净化***中处理所述冷却的原始合成气，以提供处理的合成气。所述净化***可包括与所述气化器和饱和器流体连通的闪蒸气体分离器。可将所述处理的合成气转化为合成天然气，以提供蒸汽、甲烷化冷凝物和合成天然气。可将所述甲烷化冷凝物引入所述闪蒸气体分离器中。

Description

生产替代天然气的***和方法
背景技术
相关申请的交叉引用
本申请要求2008年7月16日递交的美国临时专利申请号61/081304的优先权，该临时专利申请引入本文作为参考。
技术领域
总体而言，本申请的实施方案涉及用于生产合成天然气的***和方法。本申请的实施方案涉及利用低品位煤原料或其他碳质原料生产合成天然气的***和方法。
相关技术描述
使用气化洁净煤技术是满足全球能源需求的有前途的替代选择。现有的大多数煤气化技术对处理高级煤(烟煤)和石油提炼废物最好，但是在处理低品位煤时效率低，可靠性较差并且操作昂贵。包括低级和高灰煤在内的这些低品位煤储量尽管丰富可利用，但作为能源仍未充分使用。与甲烷化和二氧化碳处理结合的煤气化提供了对环境无害的能源。合成或替代天然气(“SNG”)可以提供可靠的燃料供应。使用合适的设备，可以生产SNG，其近似于煤源。SNG可从产品地传输到已是现有的天然气管道基础设施中，这使得SNG的生产在其中否则对开采和运输低品位煤将是太昂贵的领域中经济化。另外，在发展中国家，给人口稠密城市生产和供应洁净高效的SNG而不是在城市中在众多的低效率和污染设施中运输和使用低品位煤作为能源，提供了有效地减少污染物和碳捕获的手段。
SNG生产中的一个典型问题是高的辅助动力和处理水需求。通常需要大量的外设动力使SNG生产***运转，并需要给SNG生产***提供大量的水以适应***的工艺。使SNG生产***运转所需的大量的水和外设动力可能大大地提高生产成本，并限制SNG生产***能被使用的场所。
因而需要减少对外设动力和水需求的从煤生产SNG的较高效率的***和方法。
附图简述
因此，本发明的上述特征可以被详细地理解的方式，即以上简单概括的本发明的更加具体的描述，可以通过参考实施方案来获得，这些实施方案中的一些在附图中例示。然而，需要注意的是，附图只是对本发明典型实施方案的例示，因此不能视为对其范围的限制，因为本发明可以容许其它等效的实施方案。
图1描述根据所述的一个或多个实施方案的一个示例性SNG***的示意图。
图2描述根据所述的一个或多个实施方案的另一个示例性SNG***的示意图。
图3描述根据所述的一个或多个实施方案的另一个示例性SNG***的示意图。
详细描述
现在提供详细描述。所附的权利要求书中的各权利要求定义单独的发明，为侵权目的，认为所述的单独发明包括权利要求书中所限定的不同元件或限制的等效物。根据内容，本“发明”下面的所有参考文献在某些情况下可能仅涉及某些特定的实施方案。在其他情况下，认为本“发明”的参考文献涉及权利要求书中的一个或多个权利要求所述的主题但没有必要是所有的权利要求中所述的主题。将在下面更加详细地描述各个发明，包括具体实施方案、变体和实施例，但本发明并不限于这些实施方案、变体或实施例，包括这些实施方案、变体或实施例以使本领域的普通技术人员当将本专利中的信息与可利用的信息和技术组合时能够制造和使用本发明。
本申请提供用于生产合成天然气的***和方法。所述方法可包括在气化器中气化碳质原料，以提供原合成气。将所述原始合成气冷却，以提供冷却的原始合成气。可在净化***中处理所述冷却的原始合成气，以提供处理的合成气。所述净化***可以包括与所述气化器和饱和器流体连通的闪蒸气体分离器。可将所述处理的合成气转化为合成天然气，以提供蒸汽、甲烷化冷凝物和合成天然气。可将甲烷化冷凝物引入所述闪蒸气体分离器中。
图1描述了根据一个和多个实施方案的一个示例性SNG***100的示意图。SNG***100可以包括一个或多个气化器205、一个或多个合成气冷却器305、一个或多个合成气净化***400和一个或多个甲烷转化器500。在一个或多个实施方案中，将经管线102的碳质原料、经管线127的蒸汽和经管线104的氧化剂引入所述气化器205中，以提供经管线106的原始合成气。所述经管线106的原始合成气可在约575℃至约2,100℃范围的温度下从所述气化器205排出。例如，管线106中的原始合成气的温度范围为从低约800℃，约900℃，约1,000℃，或约1,050℃，至高约1,150℃，约1,250℃，约1,350℃，或约1,450℃。所述经管线106的原始合成气可以引入所述合成气冷却器305中，以提供经管线116的冷却的合成气。
在一个或多个实施方案中，所述经管线106的原始合成气可以利用经管线108和/或管线112引入的传热介质进行冷却。尽管没有示出，但是在一个非限制性实施方案中，在管线108和/或112中的传热介质可以包含来自所述合成气净化***400的工艺蒸汽或冷凝物。传热介质可以是工艺用水、锅炉给水、过热的低压蒸气、过热的中压蒸汽、过热的高压蒸汽、饱和的低压蒸气、饱和的中压蒸汽、饱和的高压蒸汽等。来自经管线106引入合成气冷却器305的原始合成气的热量可以间接地转移给经管线108和/112引入的传热介质。例如，来自经管线106引入合成气冷却器305的原始合成气的热量可以间接地转移给经管线108和/112引入的锅炉给水，以提供经管线110和/或管线114的过热高压蒸汽。在一个或多个实施方案中，经管线116的冷却的合成气可引入净化***400中，以提供经管线118的净化的合成气。
在一个或多个实施方案中，经管线118的净化的合成气和经管线120的传热介质可以引入甲烷转化器500中，以提供经管线122的甲烷化的合成气或SNG和经管线124的蒸汽。对净化的合成气甲烷化是产生热量的产热反应。在净化的合成气甲烷化中产生的热量可以间接地转移给经管线120引入的热转导介质，以提供经管线124的蒸汽。在一个或多个实施方案中，管线124、112可以包括工艺冷凝物、甲烷化冷凝物、蒸汽和/或它们的组合。
管线120中的传热介质可以是工艺用水、锅炉给水等。例如，可以加热经管线120引入甲烷转化器500中的锅炉给水，以提供低压蒸汽、中压蒸汽、高压蒸汽、饱和低压蒸汽、饱和中压蒸汽或饱和高压蒸汽。在一个或多个实施方案中，可以将管线124中至少部分蒸汽作为经管线112引入的传热介质引入所述合成气冷却器305中。在一个或多个实施方案中，经管线124的蒸汽的另一部分可以提供给SNG产生***100中的不同工艺装置(未显示)。在一个或多个实施方案中，管线124中的蒸汽的温度可以为约250℃或更高，约350℃或更高，约450℃或更高，约550℃或更高，约650℃或更高，或者约750℃或更高。在一个或多个实施方案中，管线124中的蒸汽的气压可以为约4,000kPa或更高，约7,500kPa或更高，约9,500kPa或更高，约11,500kPa或更高，约14,000kPa或更高，约16,500kPa或更高，约18,500kPa或更高，约20,000kPa或更高，约21,000kPa或更高，或约22,100kPa或更高。例如，管线124中的蒸汽的压力可以为约4,000至约14,000kPa，或为约7,000至约10,000kPa。
在一个或多个实施方案中，管线112中的蒸汽可以在合成气冷却器305中进一步加热，以提供经管线114的过热的高压蒸汽或比管线112中的温度和/或压力更高的蒸汽。在一个或多个实施方案中，可以加热经管线108引入合成器冷却器305的传热介质，如锅炉给水，以提供经管线110的过热的高压蒸汽。经管线110和/或管线114的蒸汽的温度可以为约450℃或更高，约550℃或更高，约650℃或更高，或者约750℃或更高。经管线110和/或管线114的蒸汽的压力可以为约4,000kPa或更高，约8,000kPa或更高，约11,000kPa或更高，约15,000kPa或更高，约17,000kPa或更高，约19,000kPa或更高，约21,000kPa或更高，或者约22,100kPa或更高。
尽量没有示出，但是在一个或多个实施方案中，可以将管线112中的蒸汽引入管线108中或与管线108中的传热介质混合，以提供传热介质混合物或“混合物”。在一个或多个实施方案中，混合物可以作为传热介质引入合成气冷却器305中，以提供经管线110和/或管线114的过热的高压蒸汽。在一个或多个实施方案中，混合物可以经单一管线(未显示)从所述合成气冷却器305中回收。
在一个或多个实施方案中，经管线110和/或管线114的至少部分过热的高压蒸汽可以用于为SNG***100产生辅助动力。在一个或多个实施方案中，经管线110和/或管线114的至少部分过热的高压蒸汽可以引入所述气化器205中。例如，经管线110和/或管线114的所述过热的高压蒸汽可以在压力下降后例如从蒸汽涡轮引入所述气化器205中。
在一个或多个实施方案中，所述合成气净化***400可以去除颗粒、氨、硫化羰、氯化物、汞和/或酸性气体。在一个或多个实施方案中，所述合成气净化***400可以使冷却的合成气水饱和，使一氧化碳变换为二氧化碳或它们的组合。
在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气可以包含但并不限于氢气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、氮气、氩气或它们的任意组合。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中氢气含量的范围可以为从低约10mol%至高约80mol%。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中一氧化碳含量的范围可以为从低约0mol%至高约30mol%。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中二氧化碳含量的范围可以为从低约0mol%至高约40mol%。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中甲烷含量的范围可以为约0mol%至约30mol%。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中甲烷含量的范围可以为从低约1mol%，约3mol%，约4.5mol%，或约5mol%，至高约8mol%，约8.5mol%，约9mol%，约9.5mol%或更高。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中氮气含量的范围可以为从低约0mol%至高约50mol%。在一个或多个实施方案中，管线118中的所述处理的合成气中氩气含量的范围可以为从低约0mol%至高约5mol%。低惰性浓度，例如经管线118的所述处理的合成气中低浓度的氮气和氩气可以增加经管线122由甲烷转化器500提供的SNG的热值。
经管线118的所述处理的合成气中的较高的甲烷浓度可能有利于SNG生产，并且可能提供产品值，例如热值，并且还可能减少使甲烷转化器500中的反应热骤冷的产品气再循环要求。甲烷浓度还能降低SNG***的辅助动力消耗、投资成本和操作费用。
在一个或多个实施方案中，经管线118的所述处理的合成气可以引入甲烷转化器500中，以提供经管线122的SNG。甲烷转化器500可以是或包括任何适合于将氢气和一氧化碳和/或二氧化碳的至少一部分转化为SNG的设备、***或***和/或设备的组合。在一个或多个实施方案中，管线122中的SNG中甲烷含量范围可以为从低约0.01mol%至高100mol%。例如，管线122中的SNG中甲烷含量的范围可以为从低约65mol%，约75mol%，或约85mol%，至高约90mol%，约95mol%，或约100mol%。在一个或多个实施方案中，甲烷转化器可以在从低约150℃，约425℃，约450℃，或约475℃，至高约535℃，约565℃，或约590℃范围的温度下运转。在一个或多个实施方案中，甲烷转化器可以在从低约590℃，约620℃，或约640℃，至高约660℃，约675℃，约700℃，或约1,000℃范围的温度下运转。
图2描述根据一个或多个实施方案的另一个示例性SNG***200的示意图。在一个或多个实施方案中，SNG***200可以包括但是并不限于一个或多个气化器205、一个或多个合成气冷却器305、一个或多个净化***400和一个或多个甲烷转化器500。可以使用任何气化器205，例如图2中所示的气化器。气化器205可以包括但是并不限于单个反应器组，或两个或多个呈串联或并联排列的反应器组。各反应器组可以包括一个或多个混合区215、提升器220和分离器230，240。各反应器组可以设置为与其它反应器组独立或设置为一个或多个混合区215、提升器220和分离器230，240中的任何一个均可被共享。为简单容易地描述，气化器205的示例性实施方案将在如图2中所示的单一反应器组中进一步描述。
经管线102的原料、经管线127的蒸汽和经管线104的氧化剂可以在混合区215中进行混合，以提供气体混合物。经管线102的原料可以包括任何适合的碳质材料。碳质材料可以包括但是并不限于一种或多种含碳材料，所述含碳材料为固体、液体、气体或它们的组合。所述一种或多种含碳材料可以包括但并不限于煤，焦炭，石油焦炭，裂化渣油，全原油，原油，减压瓦斯油，重瓦斯油，残油，常压塔底残油，减压塔底残油，馏出物，石蜡，来自溶剂脱沥青装置的富含芳烃材料，芳香烃，沥青质，环烷，油页岩，油砂，焦油，沥青，油母岩质，废油，生物质(例如植物和/或动物物质，或植物和/或动物来源的物质)，柏油，低灰或无灰聚合物，烃系聚合材料，来于炼油厂和石油化工厂的重烃泥渣和残留产物例如烃蜡，来源于生产操作的副产品，丢弃的消费品例如地毯和/或塑料汽车零件/组件包括缓冲器和仪表板，循环使用的塑料如聚丙烯、聚乙烯、聚苯乙烯、聚氨酯、其衍生物、其混合物或其任何组合。因此，该方法对于适应正确处理以前制成材料的要求可能是有用的。
在一个或多个实施方案中，煤可以包括但是并不限于高钠和/或低钠褐煤、亚烟煤、烟煤、无烟煤或其任何组合。烃系聚合材料可以包括例如热塑性塑料，弹性体，橡胶，包括聚丙烯，聚乙烯，聚苯乙烯，包括其他聚烯烃，聚氨脂，均聚物，共聚物，嵌段共聚物，及其混合物；聚对苯二甲酸乙二酯(PET)，聚混合物，其他聚烯烃，含氧聚烃，其衍生物，其混合物，以及其组合。
在一个或多个实施方案中，根据碳质材料如煤的水分浓度，碳质材料可以在引入气化器205中之前进行干燥。碳质材料通过研磨装置如一个或多个球磨机进行粉碎并加热，以提供含水量减少的碳质材料。例如，可以将碳质材料干燥，以提供含有少于约50%水分，少于约30%水分，少于约20%水分，少于约15%水分，或更少水分的碳质材料。碳质材料可以在气体例如氮气存在下直接干燥，或通过线圈、板或其他传热装置使用任何传热介质间接干燥。
经管线104引入的氧化剂可以包括但是并不限于空气、氧气、基本氧气、富氧空气、空气和氧气的混合物、氧气与例如氮气和氩气等惰性气体的混合物以及它们的组合。本文使用的术语“基本氧气”指含有51%体积氧气或更多的氧气给料。本文使用的术语“富氧空气”指含有高于21%体积氧气的空气。例如，富氧空气可以通过例如空气的低温蒸馏、变压吸附、膜分离或它们的任何组合获得。在一个或多个实施方案中，经导管104引入的氧化剂可以是不含氮或基本上不含氮的，“基本上不含氮”是指在管线104中的氧化剂包含少于约5%体积的氮气，少于约4%体积的氮气，少于约3%体积的氮气，少于约2%体积的氮气，或少于约1%体积的氮气。在一个或多个实施方案中，经管线127的蒸汽可以是任何合适类型的蒸汽，例如低压蒸汽、中压蒸汽、高压蒸汽、过热的低压蒸汽、过热的中压蒸汽或过热的高压蒸汽。
经管线104引入混合区215的氧化剂的量的范围可以为约1%至约90%的化学计量的氧，该化学计量的氧是使碳质固体和/或含碳质的固体中的总碳质材料量氧化所需的。基于气化器205中碳的摩尔浓度计，气化器205中的氧浓度的范围可以为从低约1%，约3%，约5%，或约7%，至高约30%，约40%，约50%，或约60%的化学计量需要量。在一个或多个实施方案中，基于气化器205中碳的摩尔浓度计，气化器205中的氧浓度的范围可以为从低约0.5%，约2%，约6%，或约10%，至高约60%，约70%，约80%，或约90%的化学计量需要量。
在一个或多个实施方案中，经管线102引入的含碳原料可以具有含氮化合物。例如，经管线102的原料可以是基于碳质原料的最后分析计在原料中含有约0.5mol%，约1mol%，约1.5mol%，约2mol%或更多氮的煤或者石油焦炭。在一个或多个实施方案中，在经管线102引入的原料中含有的至少部分氮气可以在气化器205中转化为氨。在一个或多个实施方案中，原料中约10mol%，约20mol%，约30mol%，约40mol%，约50mol%，约60mol%，约70mol%，约80mol%或更多的氮可以在气化器205中转化为氨。例如，在气化器205中转化为氨的原料中的氮的量的范围可以为从低约20mol%，约25mol%，约30mol%，或约35mol%，至高约70mol%，约80mol%，约90mol%，或约100mol%。在一个或多个实施方案中，经管线127的蒸汽可以引入混合区215中。如所示，蒸汽和氧化剂可以分别引入混合区215中，或者可以混合然后引入混合区(未显示)中。原料、蒸汽和氧化剂可以顺序引入气化器205中。原料、蒸汽和氧化剂可以同时引入气化器205中。在一个或多个实施方案中，蒸汽可以和原料、氧化剂或与它们两者进行混合。气化器205的给料(即原料、蒸汽和氧化剂的引入)可以是连续的或间断的，这取决于需要的产品类型和原始合成气的级别。一个或多个氧化剂可以在混合区215的底部引入，以通过燃烧经管线255再循环的颗粒中含有的任何碳的至少一部分来增加混合区215和提升管220中的温度。
气化器205可以在足以不熔化灰分或提供熔化的灰分或矿渣的温度下例如从约550℃至约2,050℃，从约275℃至约950℃，从约1,000℃至约1,150℃的温度下运转。可以通过在再循环固体与进入的原料接触前使混合区215的较低部分中的再循环固体中的碳燃烧来提供热量。可以通过使混合区215的温度升至约500℃至650℃，以及任选地通过将焦炭屑或等同物给料到混合区215以进一步使混合区215的温度上升至900℃来启动开始。在一个或多个实施方案中，气化器205的温度可以为约870℃至约1,100℃，约890℃至约940℃，或约880℃至约1,050℃。
气化器205的运行温度可以通过以下进行控制：固体在提升器220中的再循环率和停留时间；在通过管线255再循环至混合区215之前降低灰分的温度；添加到混合区215的蒸汽；和/或改变添加到混合区215中的氧化剂的量。经管线255引入的再循环固体可以用来快速加热进入的原料，这也能够减少焦油形成。
在混合区215和提升器220中的停留时间和温度可以是对水气转换反应足够达到近似平衡条件以及对焦油裂化允许足够的时间。原料在混合区215和提升器220中的停留时间可以长于约2秒。原料在混合区215和提升器220中的停留时间可以长于约5秒。原料在混合区215和提升器220中的停留时间可以长于约10秒。
在一个或多个实施方案中，混合区215可以在约100kPa至约6,000kPa的压力下进行运转，以增加每单元反应器横截面积的热量输出和增加原始合成气能量输出。在一个或多个实施方案中，混合区215可以在从低约600kPa，约650kPa，或约700kPa，至高约2,250kPa，约3,250kPa，或约3,950kPa或更高的压力下运转。在一个或多个实施方案中，混合区215可以在从低约250℃，约400℃，或约500℃，至高约650℃，约800℃，或约1,000℃的温度下运转。在一个或多个实施方案中，混合区215可以在约350℃至约950℃，约475℃至约900℃，约899℃至约927℃，或约650℃至约875℃的温度下运转。
气体混合物可以流经混合区215进入提升器220中，在提升器220中额外的停留时间允许气化、蒸汽/甲烷改造、焦油裂化和/或水气转换反应发生。在一个或多个实施方案中，提升器220可以在比混合区215高的温度下运转。在一个或多个实施方案中，提升器220的直径或横截面积可以比混合区215小。在一个或多个实施方案中，提升器220的直径或横截面积可以与混合区215一样。提升器220中的表观气速的范围可以约3m/s至约27m/s，约6m/s至约24m/s，约9m/s至约21m/s，约9m/s至约12m/s，约11m/s至约18m/s。提升器220中的合适温度的范围可以为约550℃至约2,100℃。例如提升器220中的合适温度的范围为从低约700℃，约800℃，或约900℃，至高约1050℃，约1150℃，约1250℃或更高。
气体混合物从提升器220中排出并进入分离器230，240中，在分离器230，240中的至少部分颗粒可以与气体分离并经一个或多个管线再循环回混合区215中，所述管线包括但是并不限于立管205，和/或J管。J管255可包括非机械“J阀门”、“L阀门”或其它阀门，以增加有效的固体停留时间，增加碳转换以及使用于将固体再循环回混合区215的充气需求最小化。分离器230，240可以为旋风分离器。一个或多个颗粒转移设备245，例如一个或多个液封导管，可以位于分离器230，240的下游，以收集分离的颗粒。经管线106的原始合成气中的被夹带的或残留的颗粒的至少一部分可以利用一个或多个颗粒去除***(未显示)去除。
在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气原始合成气可以包括但是并不限于氢气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、氮气、氩气或它们的任何组合。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气原始合成气的氢气含量范围可以为从低约40mol%至高约80mol%。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气原始合成气的一氧化碳含量范围可以为从低约15mol%至高约25mol%。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气原始合成气的二氧化碳含量范围可以为从低约0mol%至约40mol%。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气原始合成气的甲烷含量范围可以为从低约0mol%，约5mol%，或约10mol%，至高约20mol%，约30mol%，或约40mol%。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气的甲烷含量范围可以为从低约3.5mol%，约4mol%，约4.5mol%，或约5mol%，至高约8mol%，约8.5mol%，约9mol%，或约9.5mol%或更高。例如，所述原始合成气包含约3mol%或更高的甲烷浓度。例如，所述原始合成气包含至少1mol%甲烷。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气的氮气含量范围可以为从低约0mol%，约1mol%，或约2mol%，至高约3mol%，约6mol%，或约10mol%。在一个或多个实施方案中，当空气或过剩的空气作为氧化剂经管线104引入气化器205中时，管线106中的原始合成气的氮气含量范围可以为约10mol%至约50mol%或更高。在一个或多个实施方案中，当基本上不含氮的氧化剂经管线104引入气化器205中时，管线106中的原始合成气的氮气含量范围可以为约0mol%至约4mol%。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气的氩气含量范围可以为从低约0mol%，0.5mol%，或1mol%，至高约1.5mol%，约2mol%，或约3mol%。在一个或多个实施方案中，经管线104引入的基本上不含氮气的氧化剂可以提供经管线106的原始合成气，该原始合成气中氮气与氩气组合浓度的范围为从低约0.001mol%至高约3mol%。
经管线102的原料的平均颗粒直径大小可以作为控制变量以优化经立管250循环到混合区的固体的颗粒密度。可以改变经管线102引入的原料的粒度以优化颗粒物质循环率并改进混合区215和提升管220中气-固混合物的流动特点。可以将经管线127的蒸汽既作为反应物又作为控制温度的缓和剂提供给气化器205。
在一个或多个实施方案中，可以将一种或多种吸附剂引入气化器205中。所述一种或多种吸附剂可以捕获来自合成气的污染物，例如气化器中的气相中的钠蒸汽。所述一种或多种吸附剂可以以这样的速度和水平清除氧气，该速度和水平足以延迟和阻止氧气达到这样的浓度，该浓度能够导致与来自气化器205中的原料的氢发生不期望的负反应(如水)。可以将所述一种或多种吸附剂混合或添加到一种或多种原料中。可以使用所述一种或多种吸附剂对气化器205中的原料颗粒进行除尘或包覆原料颗粒，以减少颗粒附聚的倾向。可以将所述一种或多种吸附剂磨成平均粒径为约5微米至约100微米或约10微米至75微米。示例性吸附剂可以包括但是并不限于富碳灰分、石灰石、白云石、瓷土、石英细粉和焦炭屑。原料中释放的残余硫(sulfur)可以通过进料中的天然钙或钙系吸附剂捕获以形成硫化钙。
合成气冷却器305可以包括一种或多种热交换器或热交换区。如所示，合成气冷却器305可以包括三个热交换区310，320和330。热交换区310，320和330可以以串联排列。经管线106的原始合成气可以在第一热交换器310(第一区)中通过间接热交换进行冷却，冷却后温度为约260℃至约820℃。从第一热交换器310排出经管线315的冷却的原始合成气可以进一步在第二热交换器320(第二区)中通过间接热交换进行冷却，冷却后温度为约260℃至约704℃。从第二热交换器320排出经管线325的冷却的原始合成气可以进一步在第三热交换器330(第三区)中通过间接热交换进行冷却，冷却后温度为约260℃至约430℃。尽管未显示，但是合成气冷却器305可以是或包括例如单个锅炉。
经管线106的原始合成气可以通过在合成气冷却器305中将热量从原始合成气间接转移给传热介质来进行冷却。在一个或多个实施方案中，可以将经管线108的传热介质引入合成气冷却器305中。经管线108的传热介质可以是工艺用水、锅炉给水等。来自原始合成气的热量可以间接地转移给经管线108引入的传热介质，以提供过热蒸汽或过热的高压蒸汽，该蒸汽可经管线350回收。经管线350的所述过热蒸汽或过热的高压蒸汽可以用来为一个或多个蒸汽涡轮360提供动力，该蒸汽涡轮360可以与发电机380连接。来自蒸汽涡轮360的经管线390回收的冷凝物可以再循环为管线108中的传热介质。例如，可以将来自蒸汽涡轮360的经管线390回收的冷凝物处理并再循环，以提供管线108中的至少部分传热介质。例如，所述净化***具有电负载需求，且其中将由与所述电力发生器相连的蒸汽涡轮产生的动力引入所述净化***中，以提供至少部分电负载。
经管线108的例如锅炉给水可以在第三热交换器(节热器)330中进行加热，以提供经管线116的冷却的合成气和经管线338的冷凝物。经管线338的冷凝物可以在工艺条件下被饱和或基本饱和。可以将冷凝物338引入(闪蒸)到一个或多个蒸汽鼓或分离器340中，以将气相(蒸汽)与液相(冷凝物)分开。可以将经管线342的蒸汽引入第二热交换器320(过热器)中并对着经管线315的进入合成气加热，以提供经管线350的过热蒸汽或过热的高压蒸汽。
来自合成气冷却器305的经管线350的过热蒸汽或过热的高压蒸汽的温度可以为约400℃或更高，约450℃或更高，约500℃或更高，约550℃或更高，约600℃或更高，约650℃或更高，约700℃或更高，约750℃或更高。经管线350的过热蒸汽或过热的高压蒸汽的压力可以为约4,000kPa或更高，约8,000kPa或更高，约11,000kPa或更高，约15,000kPa或更高，约17,000kPa或更高，约19,000kPa或更高，约21,000kPa或更高，或约22,100kPa或更高。
来自分离器340的经管线346的冷凝物可以引入第一热交换器(锅炉)310中，并对着经管线106引入的合成气间接加热，以提供至少部分汽化蒸汽，该汽化蒸汽可以经管线344引入分离器340中。经管线344回到分离器340的蒸汽可以经管线342引入第二热交换器进行过热，以提供经管线350的过热蒸汽或过热的高压蒸汽，该蒸汽用于一个或多个蒸汽涡轮360使用。
热交换器310，320，330中的任何一个或所有的热交换器310，320，330可以是壳管式热交换器。管线106中的原始合成气可以依次地供应给第一热交换器310、第二交换器320和第三交换器330的壳侧或管侧。传热介质可以从壳侧或管侧通过，这取决于原始合成气从哪侧引入。在一个或多个实施方案中，管线106中的原始合成气可以并行地(未显示)供应给第一热交换器310、第二交换器320和第三交换器330的壳侧或管侧，并且传热介质可以依次从壳侧或管侧通过，这取决于原始合成气从哪侧引入。
如上关于图1的讨论和描述，可以将经管线120的传热介质如锅炉给水引入甲烷转化器500中，以提供加热的传热介质或经管线124的蒸汽。在一个或多个实施方案中，经管线124的蒸汽可以是低压蒸汽、中压蒸汽或高压蒸汽。在一个或多个实施方案中，经管线124的蒸汽可以引入过热器320中，以提供高压的过热传热介质。在一个或多个实施方案中，经管线124的蒸汽可以引入合成气冷却器305的另一个区或部分如分离器340中。在一个或多个实施方案中，经管线124的至少部分蒸汽可以引入来自蒸汽涡轮360经管线390回收的冷凝物和/或经管线108的传热介质中。
图3描述根据一个或多个实施方案的另一个示例性SNG***300的示意图。SNG***300可以包括一个或多个气化器205。氧化剂可以通过空气分离装置222经管线104供应给气化器205。空气分离装置222可以经管线104为气化器205提供纯氧气、几乎纯氧气、基本氧气或富氧空气。空气分离装置222可以经管线104为气化器205提供贫氮富氧给料，从而使经管线106提供给合成气冷却器305的合成气中的氮气浓度最小化。纯氧气或几乎纯氧气给料的使用可以使气化器205生产出可以基本不含氮气如含有低于0.5mol%氮气/氩气的合成气。空气分离装置222可以是高压低温型分离器。空气可以经管线101引入空气分离装置222中。来自空气分离装置222经管线223的分离的氮气可以在SNG产生***300中使用。例如，经管线223的氮气可以引入燃烧涡轮(未显示)中。空气分离装置222可以提供引入气化器205中的总氧化剂的约10%，约30%，约50%，约70%，约90%，或约100%。
在一个或多个实施方案中，空气分离装置222可以提供压力为约2,000kPa至10,000kPa或更高的氧气。例如，空气分离装置222可以提供比气化器205中压力高约1,000kPa和环境温度的约99.5%纯度的氧气。可以控制氧气流量以限制气化器205中的碳燃烧量和保持气化器温度。氧气可以按照约0.1:1至1.2:1的比率(氧气重量比原料重量，以干燥且不含矿物质计)进入气化器205。在一个或多个实施方案中，氧气与原料的比率可能是约0.66:1至0.75:1。
如上关于图1和2的讨论和描述，原始合成气可以经管线106引入合成气冷却器305中。如上关于图2的讨论和描述，合成气冷却器305可以包括三个热交换器。在一个或多个实施方案中，合成器冷却器305可以是或包括任何其它的间接热交换设备。
管线106中的合成气可以通过合成气冷却器305进行冷却，经管线116的冷却的合成气可以引入合成气净化***400。在一个或多个实施方案中，合成气净化***400可以包括一个或多个颗粒控制设备410、一个或多个饱和器420、一个或多个气体转换设备430、一个或多个COS水解设备480、一个或多个氨气洗涤设备490、一个或多个气体冷却器440、一个或多个闪蒸气体分离器446、一个或多个汞去除设备450、一个或多个酸性气体去除设备460、一个或多个硫回收装置466和/或一个或多个碳处理压缩装置470。
冷却的合成气可以经管线116引入颗粒控制设备410中。颗粒控制设备410可以包括一个或多个分离设备，例如高温颗粒过滤器。颗粒控制设备410可以提供颗粒浓度低于检测限约0.1ppmw的过滤合成气。示例性的颗粒控制设备可以包括但是并不限于烧结金属过滤器(例如铁铝过滤材料)、金属过滤筒和/或陶瓷过滤筒。颗粒控制设备410由于具有将颗粒从合成气中去除的效率，因此去除了对水洗涤器的需要。水洗涤器的去除可以允许脏水或灰水***的去除，这可以减少工艺用水消耗和相关的废水排放。
固体颗粒可以经管线412从***中清除，或再循环至气化器205(未显示)中。经管线414离开颗粒控制设备410的过滤的合成气可以被分开，至少一部分合成气可以经管线415引入饱和器420中，另一部分可以经管线416引入硫化羰(COS)水解装备480中。热量可以从管线416中的冷却合成气回收。例如，管线416中的冷却合成气可以暴露于一个热交换器或一系列热交换器(未显示)。在一个或多个实施方案中，经管线415引入饱和器420中的冷却合成气的一部分以及经管线416提供给COS水解装备480的一部分可以至少部分基于甲烷发生装置500入口处的氢气与一氧化碳和/或二氧化碳的期望比率计算。尽管没有显示，但是在一个或多个实施方案中，经管线414的过滤合成气可以依次地引入饱和器420和COS水解装备480中。
在冷却合成气经管线424引入气体转换设备430中之前，可以使用饱和器420增加管线415中冷却合成气的水分含量。由SNG***300中的其他设备产生的工艺冷凝物可以经管线442引入饱和器420中。示例性冷凝物可以包括来自氨气洗涤器490的工艺冷凝物、来自气体冷却器305的第一工艺冷凝物、来自气体冷却器440的第二工艺冷凝物、来自甲烷转化器500的工艺冷凝物或它们的组合。补给水，例如去矿物质水，也可以经管线418供应给饱和器420。补给水可以用于维持适当的水平衡。
在一个或多个实施方案中，饱和器420可以具有热需要量，约70%至75%的热需要量可以是由管线415中冷却合成气提供的显热以及可从SNG***300中的其他部分获得的中品位至低品位热。约25%至30%的热需要量可以由间接的蒸汽再沸腾提供。在一个或多个实施方案中，间接蒸汽再沸腾可以使用中压蒸汽，例如蒸汽的压力范围可以为约4,000kPa至约4,580kPa。在一个或多个实施方案中，饱和器420没有新蒸汽添加。饱和器420中无新蒸汽添加可以使补给水的整体需求最小化并减少经管线422的饱和器泄料。
饱和的合成气可以经管线424引入气体转换设备430中。在一个或多个实施方案中，气体转换设备430可以包括平行的单级或两级气体转换催化床***。管线424中的饱和的合成气可以进行预热，然后进入气体转换设备430中。饱和的合成气可以以蒸汽与干燥气体为约0.8:1至1.2:1或更高的摩尔比进入气体转换设备430中。管线424中的饱和的合成气的温度为约200℃至约295℃，约190℃至约290℃，或约290℃至约300℃或更高。管线424中的饱和的合成气可以包括硫化羰，硫化羰可以通过气体转换设备430至少部分被水解为硫化氢。
可以使用气体转换设备430转化饱和的合成气，以经管线432提供转换的合成气。在一个或多个实施方案中，气体转换设备430可以包括一个或多个变换器，以通过将一氧化碳转化为二氧化碳来调节合成气中氢气与一氧化碳的比率。气体转换设备430可以包括但是并不限于单段绝热固定床反应器；级间冷却的多段绝热固定床反应器；蒸汽产生和冷淬灭反应器；蒸汽产生或冷却的管状固定床反应器；流化床反应器；或它们的任何组合。
在一个或多个实施方案中，钴-钼催化剂可以加入气体转换设备430中。钴-钼催化剂可以在约290℃的温度下，在硫化氢例如约100ppmw硫化氢存在下起作用。如果使用钴-钼催化剂进行酸转换(sour shift)，则之后的下游硫去除可以使用任何硫去除方法和/或技术完成。
气体转换设备430可以包括两个串联排列的反应器。第一反应器可以在约260℃至约400℃的高温下运转，以使用催化剂以相对高的反应速度将存在于管线424中的饱和的合成气中的大多数一氧化碳转化为二氧化碳，所述催化剂可以是但并不限于铜-锌-铝、氧化铁、铁酸锌、磁铁矿、氧化铬、其衍生物或其任何组合。第二反应器可以在相对低的温度下约150℃至约200℃下运转，以使一氧化碳转化为二氧化碳和氢气最大化。第二反应器可以使用催化剂，所述催化剂包括但不限于铜、锌、铜促进型铬、其衍生物或其任何组合。气体转换设备430可以从转换的合成气中回收热。回收的热可以用于对管线424中的饱和的合成气在进入气体转换设备430之前进行预热。在一个或多个实施方案中，回收的热可以为合成气饱和器420提供至少部分的热负荷。在一个或多个实施方案中，回收的热可以对进入转换反应器的供给气进行预热，和/或产生中压蒸汽。在一个或多个实施方案中，回收的热可以对再循环的冷凝物进行预热，或对引入SNG***300中的补给水进行预热。在一个或多个实施方案中，回收的热可以为酸性气体去除装置460提供至少部分的热负荷。在一个或多个实施方案中，回收的热可以提供至少部分的热以干燥SNG***300中的碳质原料和/或其他***。
在将饱和的合成气转换形成转换的合成气后，转换的合成气可以经管线432引入气体冷却器440中。气体冷却器440可以是间接热交换器。气体冷却器440可以从管线432中的转换的合成气中回收至少部分的热，该转换的合成气不是从气体转换设备430回收的。气体冷却器440可以产生冷却的变换合成气和第二工艺冷凝物。冷却的变换合成气可以经管线449离开气体冷却器440。来自440的第二工艺冷凝物可以在经过闪蒸气体分离器446后经管线442引入饱和器420中。
COS水解设备480可以对管线416中的冷却的合成气中的硫化羰进行转化。COS水解设备480可以包括多个并联的硫化羰反应器。例如，COS水解设备480可以有大约两个或两个以上，三个或三个以上，四个或四个以上，五个或五个以上，或者十个或十个以上的并联的硫化羰反应器。管线416中的过滤的合成气可以进入到COS水解设备480中，经过并联的硫化羰反应器，硫化氢合成气可以从COS水解设备480经管线482排出。管线482中的硫化氢合成气中的硫化羰的浓度为约1ppmv或更低。管线482中的硫化氢合成气中的热量可以回收，并用于预热锅炉给水、干燥碳质原料、作为SNG***300的其他部分中的热源或其任何组合。热交换器(未显示)可用于从管线482中的硫化氢合成气回收热；示例性热交换器可以包括壳管热交换器、同心流热交换器或任何其它的热交换装置。热从管线482中的硫化氢合成气回收后，可以将管线482中的硫化氢合成气引入氨气洗涤设备490中。
氨气洗涤设备490可以利用水将管线482中的硫化氢合成气中的氨去除。经管线488的水可以引入氨气洗涤器490中。经管线488的水可以是来自SNG产生***300其他部分的再循环水，或可以是来自外源的补给水。在一个或多个实施方案中，经管线488提供给氨气洗涤器490的水可包括在干燥碳质原料中产生的水。经管线488的用于洗涤冷却的合成气的水以约50℃至约64℃的温度提供。在一个或多个实施方案中，水的温度可以为约54℃。水还可以去除合成气中的至少部分氟化物和/或氯化物。因此，具有氨、氟化物和/或氯化物的废水可以经氨气洗涤器提供，来自氨气洗涤器490的废水可以经管线492引入气体冷却器440中，并与第二工艺冷凝物组合，以提供组合的冷凝物。组合的冷凝物经管线444提供给闪蒸气体分离器446，可以使用任何闪蒸气体分离器。管线444中的组合的冷凝物在进入闪蒸气体分离器446之前可以进行预热。管线444中的组合的冷凝物的压力范围可以为约2,548kPa至约5,922kPa。管线444中的组合的冷凝物在闪蒸气体分离器446中闪蒸。当组合的冷凝物闪蒸时，可以形成闪蒸气体和冷凝物。闪蒸气体可以包括氨。闪蒸气体可以经管线448再循环回气化器205中。冷凝物可以经管线442再循环至饱和器420中。在一个或多个实施方案中，管线448中的闪蒸气体中的氨可以在气化器205中转化为氮气和氢气。
可以将洗涤的合成气从氨气洗涤器490经管线494引入气化器205中。在一个或多个实施方案中，管线494中的洗涤合成气的一部分可以经管线496再循环回气化器205中。在一个或多个实施方案中，管线494中的洗涤合成气的另一部分可以与管线449中的冷却的转换合成气组合，以提供经管线497的混合合成气。管线497中的混合合成气可以进行预热，并引入汞去除设备450中。管线497中的混合合成气的温度范围可以为约60℃至约71℃，约20℃至约80℃，或者约60℃至约90℃。
汞去除设备450可以包括但不限于能够吸附在处理的合成气中存在的即便不是全部也是大量的汞的活性炭床。经管线452从汞去除设备450回收的处理的合成气可以引入酸性气体去除设备460中。
酸性气体去除设备460可以从处理的合成气中去除二氧化碳。酸性气体去除设备460可以包括但不限于物理溶剂系两级酸性气体去除***。物理溶剂可以包括但不限于SelexolTM(聚乙二醇二甲醚)、
Figure GDA0000437562880000171
(冷甲醇)或它们的组合。在一个或多个实施方案中，一个或多个胺溶剂，例如甲基二乙醇胺(MDEA)，可以用于去除来自处理的合成气的任何酸性气体的至少一部分，以提供经管线118的处理的合成气。处理的合成气可以经管线118引入甲烷转化器500中。管线118中的处理的合成气中二氧化碳的含量可以为约0mol%至高约40mol%。管线118中的处理的合成气中硫的总含量可以为约0.1ppmv或更低。
二氧化碳可以作为低压富二氧化碳流经管线464回收。管线464中二氧化碳的含量可以是约95mol%二氧化碳或更高。低压二氧化碳流中硫化氢的含量可以是少于20ppmv。低压二氧化碳流可以经管线464引入碳处理压缩装置470中。可以将管线464中的低压二氧化碳流暴露于一个或多个压缩组，二氧化碳可以在约13,890kPa至约22,165kPa的压力下作为密相流体经管线472从碳处理压缩装置470中离开。在一个或多个实施方案中，密相流体可以用于提高油回收或扣押(sequester)。在一个或多个实施方案中，碳处理压缩装置470可以是四级压缩机或任何其他压缩机。一个示例性压缩机可以包括具有电驱动装置的四级中冷离心压缩机，在一个或多个实施方案中，管线472中的二氧化碳流可以符合二氧化碳管道的规格。
酸性气体去除设备460还可以从处理的气体中去除硫。硫可以作为富硫化氢流浓缩。富硫化氢流可经管线462引入硫回收装置466中。例如，硫回收装置466可以是氧气点燃的克劳斯装置。当管线462中的硫化氢流在硫回收装置466中燃烧时，可以产生尾气。尾气可以被压缩并经酸去除设备460上游的管线468再循环。
管线118中的处理的气体中的一部分可以经管线499去除，并作为燃料气体使用。可以燃烧燃料气体以提供给SNG***300动力。管线118中剩余的处理气体可以引入甲烷转化器500中。处理的合成气中氮气含量可以为约0mol%至约50mol%，氩气含量为约0mol%至约5mol%。
如上关于图1和2的讨论和描述，可以将经管线120的传热介质引入甲烷转化器500中。甲烷转化器500可以经管线509提供甲烷化冷凝物。管线509中的至少部分甲烷化冷凝物可以再循环回SNG***300中。在一个或多个实施方案中，甲烷化冷凝物可以经管线509再循环回闪蒸气体分离器446中，甲烷化冷凝物可以与组合的冷凝物在闪蒸气体分离器446中闪蒸，以提供管线442中的至少部分冷凝物。
在另一个实施方案中，管线509中的甲烷化冷凝物可以再循环回气体冷却器440、饱和器420或SNG***300的其他部分中。甲烷转化器500可以经管线124给合成气冷却器305提供高压蒸汽。合成气冷却器305可以使高压蒸汽过热，以提供经管线110的过热的高压蒸汽，如以上所讨论和描述。过热的高压蒸汽可以引入一个或多个蒸汽涡轮发生器中，以为SNG***300提供电力。
在一个或多个实施方案中，甲烷转化器500可以包括一个、两个、三个、四个、五个、六个或甚至二十个甲烷化反应器(methanatorreactor)。甲烷转化器500还可以包括多个热交换器和混合装置，从而确保在各个甲烷化反应器中维持适当的温度。所述反应器可以包含甲烷化催化剂。甲烷化催化剂可以包括镍、钌、另外的常见甲烷化催化剂材料或它们的组合。甲烷转化器500可以保持约150℃至约1,000℃的温度。甲烷转化器500可以经管线122为SNG干燥和压缩设备510提供SNG。
在一个或多个实施方案中，甲烷转化器500可以包括三个并联排列的反应器，并且第四个反应器可以与三个并联的反应器串联(未显示)。三个并联的反应器可以提供引入第四个反应器的总SNG中的一部分。三个反应器也可以具有循环流，该循环流可以使SNG的一部分循环回三个反应器的任何一个入口中。SNG可以从第四个反应器经管线122提供给SNG干燥和压缩装置510。
SNG干燥和压缩装置510可以使管线122中的SNG脱水至约3.5千克水/百万标准立方米(Mscm)或更少。脱水可以在常规的三甘醇装置中进行。管线122中SNG脱水后可以进行压缩，冷却，并经管线512送给终端用户或引入管道中。管线512中的SNG的压力可以为约1,379kPa至约12,411kPa，温度为约20℃至约75℃。在一个或多个实施方案中，管线122中的SNG可以进行压缩，压缩后管线122中的SNG可以进行脱水。
预言性实施例
实施例I
本发明的实施方案可以通过下面的模拟工艺进行进一步描述。以上所述的一个或多个***理论上可与Wyoming Powder RiverBasin("WPRB")煤一起使用。如以下表1中所示，给出WPRB煤的组分。
Figure GDA0000437562880000191
计算来自气化器经管线106的原始合成气的模拟组分具有如表2中所示的组分。
Figure GDA0000437562880000202
根据模拟的工艺条件，当由WPRB煤气化提供的合成气按照以上所讨论和描述的一个或多个实施方案进行处理时，经管线118引入甲烷转化器500中的处理的合成气可以具有表3中所示的组分。
Figure GDA0000437562880000211
利用根据以上讨论和描述的一个或多个实施方案的工艺从WPRB煤生产SNG的计算给料需要量和一些副产品生产可以如表4中所示。给料需要量和副产品(二氧化碳)产生使用假定生产约4.3百万标准立方米/天(Mscmd)SNG具有约36MJ/scm热值进行计算。
Figure GDA0000437562880000212
AR是按原样计算的计算煤给料速率，以公吨/天表示，其中WPRB煤的水分含量为27.21重量%。AF是当煤引入气化器205中时的计算煤给料速率，其中WPRB煤的水分含量为17.89重量%。氧气/公吨煤根据水分和无灰基准计算。用于使用来自WPRB煤的合成气的SNG***的计算补给水是约1.14立方米/分(CMPM)。燃料气体是处理的合成气，其是满足4.3Mscmd目标SNG生产所需要的过量的处理的合成气产生的，该燃料合成气可以作为用于SNG***的燃料。除表4中所列的副产品二氧化碳外，计算出使用WPRB煤产生的其他副产品包括约33公吨/天速率的硫和约814公吨/天速率的灰分。
实施例II
以上理论上描述的一个或多个***可以使用北达科他州褐煤(NorthDakota Lignite Coal)。给出北达科他州褐煤的组分如下表5中所示。
Figure GDA0000437562880000221
计算来自气化器205的经管线106的原始合成气的模拟组分具有如表6中所示的组分。
Figure GDA0000437562880000222
Figure GDA0000437562880000231
根据模拟的工艺条件，当由北达科他州褐煤气化产生的经管线106的原始合成气按照以上所讨论和描述的一个或多个实施方案进行处理时，经管线118引入甲烷转化器中的处理的合成气可以具有表7中所示的组分。
Figure GDA0000437562880000232
从来自北达科他州褐煤生产SNG中的计算给料需要量和产生的一些副产品可以如表8中所示。表8中的值基于使用三个气化器205计算的。给料需要量和副产品产生假定生产约4.3Mscmd热值为约36MJ/scm的SNG计算。
AR是按原样计算的计算煤给料速率，以公吨/天表示，其中北达科他州褐煤的水分含量为29.82重量%。AF是当煤引入气化器205中时的计算煤给料速率，其中北达科他州褐煤的水分含量为17.89重量%。氧气/公吨煤根据水分和无灰基准计算。用于使用来自北达科他州褐煤的合成气的SNG***的计算补给水是约.267CMPM。除表8所列的副产品(二氧化碳)，计算出使用北达科他州褐煤的其他副产品包括约79公吨/天速率的硫和1,521公吨/天速率的灰分。
模拟的辅助动力需求
以下部分讨论SNG设备的辅助动力负载需求，动力产生概念，以及满足动力需求平衡的选择。界区外("OSBL")蒸汽和动力***包括蒸汽产生***和电力产生***。界区内("ISBL")工艺装置从废热回收产生大量蒸汽，该蒸汽可以用来在一个或多个蒸汽涡轮发生器("STG")中产生电力。具体的结构可能取决于对电力平衡的考虑。例如，如果足够的电力可从当地电网(utility grid)以具有竞争力的价格可靠地获得，那么动力需求平衡可以购买。但是，如果不能可靠地获得足够的电力，则SNG设备可以以“岛模式(island mode)”进行电力运转，并且可以在现场产生所有的电力。岛模式对SNG***是可能的，因为SNG***比其他SNG的效率更高。考虑的基本设计选择包括：
a）基本方案-从电网购买动力需求平衡
b）选择1-用通过燃烧的锅炉和较大的STG提供的动力平衡进行的岛运转
c）选择2-用经气体涡轮发电机(GTG)、热回收蒸汽发电机(HRSG)和较大的STG主要提供的动力平衡进行的岛操作
表9和10概括了关于WPRB和北达科达州褐煤方案的蒸汽和动力产生***的基本性能参数。
WPRB方案描述
为模拟WPRB煤方案，基于4.3Mscmd的目标SNG生产速率产生过剩的合成气(燃料气体)。在基本方案选择中，将该过剩的合成气用作锅炉燃料产生经STG的更多电力，并且电力平衡可以通过场外购买。在选择1&2中，动力平衡现场产生。如所示，用气化器产生的固定量合成气，利用合成气作为燃料可以减少选择1中的SNG净生产量。在选择2中，可以在满足动力产生需求后获得少量过剩的合成气(即，表9显示比选择2的负载稍多的动力产生)。这是由于选择2的效率较选择1高。该过多的合成气可以用于边际地增加SNG生产，或使该cogen循环解调(de-tune)以保持合成气需求平衡。例如，可以减少一个或多个GTG上的负载，可以增加一个或多个HRSG的管道燃烧。
Figure GDA0000437562880000251
Figure GDA0000437562880000261
北达科他州褐煤方案描述
对于北达科他州褐煤方案，在基本方案选择中，电力平衡从场外购买。在选择1&2中，动力平衡现场产生。由于没有另外的燃料气体可利用，显示选择1&2的额外燃料需求在SNG生产中等量减少。
Figure GDA0000437562880000271
已使用一系列的数字上限和数字下限对某些实施方案和特点进行了描述。应理解，除非另有说明，包括从任何下限到任何上限的范围。某些下限、上限以及范围出现在下面的权利要求书中。所有的数值为“约”或“近似于”所示值，并且考虑本领域普通技术人员预期的数值误差和变差。
各种术语在上面已经进行了定义。在权利要求书中的术语在上面没有进行定义的情况下，应该给予该术语本领域技术人员给予其的在至少一个印刷出版物和出版的专利中反应的最广泛的定义。另外，在本申请中引用的所有专利、检测程序和其它文件均全部引入本文作为参考，其程度为该公开与本申请无不一致，并且对所有的权限而言该引入被允许。
虽然上述是针对本发明的实施方案，但是在不偏离其基本范围的前提下，可以设计该发明的其他以及更进一步的实施方案，其范围由下面的权利要求书所决定。

Claims (22)

1.一种用于生产合成天然气的方法，该方法包括：
在气化器中气化碳质原料，以提供原始合成气；
冷却所述原始合成气，以提供冷却的原始合成气；
在净化***中处理所述冷却的原始合成气，以提供处理的合成气，其中所述净化***包括与所述气化器和饱和器流体连通的闪蒸气体分离器；
将所述处理的合成气转化为合成天然气，以提供蒸汽、甲烷化冷凝物和合成天然气；和
将所述甲烷化冷凝物引入所述闪蒸气体分离器中。
2.权利要求1所述的方法，其中所述碳质原料包含氮，且其中气化所述碳质原料包括将所述碳质原料中约20mol%至约100mol%的氮转化为氨。
3.权利要求1所述的方法，其中冷却所述原始合成气包括间接交换所述蒸汽与所述原始合成气之间的热量，以提供过热蒸汽。
4.权利要求1所述的方法，其中所述气化器在约870℃至约1100℃的温度范围下运转。
5.权利要求1所述的方法，其中所述原始合成气包含约3mol%或更高的甲烷浓度。
6.权利要求1所述的方法，其中所述合成天然气包含约85mol%至约100mol%的甲烷浓度。
7.权利要求1所述的方法，其中在所述处理合成气转化为合成天然气过程中产生的蒸汽是具有约4,000kPa至约14,000kPa压力的饱和蒸汽。
8.一种用于生产合成天然气的方法，该方法包括：
在气化器中气化碳质原料，以提供原始合成气；
冷却所述原始合成气，以提供冷却的原始合成气；
在净化***中处理所述冷却的原始合成气，以提供处理的合成气，其中所述净化***包括与所述气化器和饱和器流体连通的闪蒸气体分离器；
将所述处理的合成气转化为合成天然气，以提供蒸汽、甲烷化冷凝物和合成天然气；
将所述甲烷化冷凝物引入所述闪蒸气体分离器中；
将来自所述原始合成气的热量间接交换给所述蒸汽，以提供过热蒸汽；和
将所述过热蒸汽引入与电力发生器相连的蒸汽涡轮中，以提供动力和冷凝物。
9.权利要求8所述的方法，其进一步包括压缩所述合成天然气，以提供压缩的合成天然气。
10.权利要求8所述的方法，其中所述净化***具有电负载需求，且其中将由与所述电力发生器相连的蒸汽涡轮产生的动力引入所述净化***中，以提供至少部分电负载。
11.权利要求8所述的方法，其中所述原始合成气包含至少1mol%甲烷。
12.权利要求8所述的方法，其中所述气化器在约870℃至约1100℃的温度范围下运转。
13.权利要求8所述的方法，其中所述碳质原料包含氮，且其中气化所述碳质原料包括将所述碳质原料中约20mol%至约100mol%的氮转化为氨。
14.权利要求8所述的方法，其中所述合成天然气包含约85mol%至约100mol%的甲烷浓度。
15.权利要求8所述的方法，其中在所述处理的合成气转化为合成天然气过程中产生的蒸汽为具有约4,000kPa至约14,000kPa压力的饱和蒸汽。
16.一种用于生产合成天然气的方法，该方法包括：
在气化器中气化碳质原料，以提供含颗粒的原始合成气；
在合成气冷却器中冷却所述原始合成气，以提供冷却的合成气和第一工艺冷凝物；
在所述合成气冷却器中再循环所述第一工艺冷凝物；
在颗粒控制设备中从所述冷却的合成气中去除至少部分颗粒，以提供过滤的合成气；
将水分添加到在饱和器中第一部分的过滤合成气中，以提供饱和的合成气；
在变换器中变换所述饱和的合成气，以提供变换的合成气；
在气体冷却器中冷却所述变换的合成气，以提供冷却的变换合成气和第二工艺冷凝物；
在硫化羰水解设备中水解处理第二部分过滤合成气，以提供硫化羰贫合成气；
在氨气洗涤器中用水对所述硫化羰贫合成气进行氨气洗涤，以提供洗涤的合成气和含氨废水；
将第二工艺冷凝物与所述废水合并，以提供组合的冷凝物；
将第一部分洗涤的合成气引入所述气化器中；
将第二部分洗涤的合成气与冷却的变换合成气合并，以提供混合的合成气；
处理所述混合的合成气，以提供处理的合成气；
在甲烷转化器中转化所述处理的合成气，以提供蒸汽、甲烷化冷凝物和合成天然气；
压缩所述合成天然气，以提供压缩的合成气；
在闪蒸气体分离器中分离所述组合的冷凝物和所述甲烷化冷凝物，以提供闪蒸气体和冷凝物；
将所述闪蒸气体引入所述气化器中；
将所述冷凝物引入所述饱和器中；
在所述合成气冷却器中将来自所述原始合成气的热量间接交换给所述蒸汽，以提供过热蒸汽。
17.权利要求16所述的方法，其中所述气化器在约870℃至约1100℃的温度范围下运转。
18.权利要求16所述的方法，其中所述碳质原料包含氮，且其中气化所述碳质原料包括将所述碳质原料中约20mol%至约100mol%的氮转化为氨。
19.权利要求16所述的方法，其中所述合成天然气包含约85mol%至约100mol%的甲烷浓度。
20.权利要求16所述的方法，进一步包括将压缩的合成天然气引入管道中。
21.权利要求16所述的方法，其中所述原始合成气包含至少1mol%甲烷。
22.权利要求16所述的方法，其中在所述处理的合成气转化为合成天然中产生的蒸汽是具有约4,000kPa至约14,000kPa压力的饱和蒸汽。
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浅谈中热值煤制气的甲烷化;杨航;《中州煤炭》;20070630(第3期);第27页右栏第2段-第28页左栏第3段 *
煤制合成天然气竞争力分析;李大尚;《煤化工》;20071231(第6期);全文 *

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