低能量循環變壓吸附方法
【專利摘要】本發明涉及以低的能耗在高壓下回收出口氣物流的循環變壓吸附(PSA)方法。所述方法的各循環包括在于將吸附劑床中的壓力從P高降低至P低的卸料階段，其中所述卸料階段被劃分成若干個分卸料階段，其中在所述分卸料階段期間排放的氣體物流被引入到相應的排放罐(T1-Tn)中。
【專利說明】低能量循環變壓吸附方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及氣態混合物的分離。更具體地，本發明涉及以低的能耗在高壓下回收出口氣(off-gas)物流的循環(cyclic)變壓吸附(PSA)方法(工藝，process)。
【背景技術】
[0002]合成氣(或合成氣體)是包含各種比例的一氧化碳CO和氫氣H2的氣體混合物。其通常還包含水、氮氣、IS氣、烴化合物殘留物如CH4、硫化氫H2S和二氧化碳C02。合成氣傳統上是通過煤的氣化而生產的，并且可用于基礎工業化學工藝如甲醇生產和費-托反應。其還可用于生產基本上純的氫氣。為了改善H2含量，優選地以水煤氣變換反應將一氧化碳轉化為二氧化碳:
[0003]CCHH2O — C02+H2
[0004]水煤氣變換單元容許通過大部分CO的轉化而使氫氣產量最大化。
[0005]CO2和H2S通常從合成氣提取，因為它們可與下游催化劑相互作用并且不利地影響下游合成。可使用不同類型的方法來除去co2。酸性氣體可通過酸性氣體回收單元從合成氣除去。典型地，這種類型的單元使用液體溶劑來洗滌(scrub)酸性氣體如0)2和&5。然而，溶劑的使用以及其后續再生是昂貴的。此外，酸性氣體回收方法傳統上包括在非常低的溫度(例如低至_40°C )下的步驟，這具有高的能量成本。
[0006]可用于除去CO2的另一類型的方法是在固相上的吸附。自20世紀80年代早期以來，變壓吸附(PSA)已經成為化學和石化工業中用于純化氫氣的最新水平的技術。該方法適合于連續生產具有至少99.99%的純度的超純氫氣物流。CO2是在PSA單元的出口氣中與所有其它氣體和雜質一起以及與未分離的H2 —起被回收的。因此，PSA的出口氣中的CO2的濃度通常低，例如為約40%。
[0007]現有技術中例如美國專利4，512，780、美國專利6，051, 050、美國專利5，753，010、美國專利4，171，206、歐洲專利申請EP0327732或國際專利申請W000/56424中已經公開了不同類型的PSA方法。這些文獻公開了具有如下改進功能的PSA方法:更快，更緊湊，更靈活，能夠實現提高或改善的回收率，并且具有改善的產物收率或者具有降低的功耗。
[0008]但是目前，新的要求出現。由于生態關懷，減少CO2排放已經成為重要的研究領域。二氧化碳捕獲和儲存構成了可急劇減少這些排放的有希望的選擇。在這種情況下，從合成氣處理設備(工廠，plant)回收CO2將是有利的。
[0009]然而，為了被儲存，CO2物流必需滿足一些標準。特別地，為了輸送至CO2物流的儲存位置，CO2濃度優選高于95%并且CO2物流典型地被壓縮至超臨界水平。該壓縮步驟的能量成本高。
[0010]一般來說，PSA方法的出口氣通常是在低壓下從PSA單元回收的。然而，當將該物流用于下游單元中或者用在該PSA方法本身之內時，將其壓縮直至達到較高的壓力可為必要的。壓縮步驟總是在能量方面要求高的(demanding)。
[0011]在此情況下，高度期望提供以低的能耗在高壓下回收出口氣物流的改進的PSA方法。
【發明內容】
[0012]本發明的一個主題是循環PSA方法，所述方法的各循環包括在于將吸附劑床中的壓力從Pe降低到Pffi的卸料(放氣，blowdown)階段,其中所述卸料階段被劃分成若干(several)個分(partial)卸料階段,其中將在所述分卸料階段期間排放的氣體物流引入到相應的排放(discharge)罐中，其中所述罐是以逐漸增加的壓力串聯地流體連通的，并且在各連接的罐之間設置壓縮機裝置(means)。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0013]圖1為在一個吸附劑床上的根據本發明的方法的卸料階段的一個優選實施方式的示意圖。
[0014]圖2為用于卸料階段的壓力情況(條件，condition)的實例。
[0015]圖3為表示對于四床單元設計的根據本發明的方法的優選循環程序的圖表。
[0016]圖4為根據本發明的方法的一個優選循環的示意圖。
[0017]圖5為表示對于六個四床單元的設備設計的根據本發明的方法的優選循環程序的圖表。
[0018]圖6為根據 本發明的方法的另一優選循環的示意圖。 [0019]圖7為使用費-托工藝的煤制液體燃料設備的示意圖。
[0020]圖8為煤制甲醇設備的示意圖。
【具體實施方式】
[0021]除非另有說明，百分數為體積百分數。
[0022]此外，表述“包括在……之間”應被理解為指所描述的范圍，包括上限和下限。
[0023]PSA方法是用于使用吸附劑材料從氣體混合物分離一些氣體物質的公知技術。在高壓下，特定的氣體物質被優先吸附在吸附劑床上。該方法然后變動至低壓以將所述特定的氣體物質從所述吸附劑材料解吸。因此，PSA方法通過至少一個高SPs和一個低壓Pffi定義。所述高壓和低壓的值優選地由技術人員根據吸附劑床的性質以及要優先吸附的氣體物質的性質進行選擇。
[0024]優選地，根據本發明的低壓Pffi低于5巴、更優選低于3巴。甚至更優選地，所述低壓PffiS大氣壓，即latm，其為約101.325kPa。選擇大氣壓作為低壓對于該方法的功耗是有利的，因為其不需要使用真空泵。所述低壓優選地不低于大氣壓。
[0025]根據本發明的方法的高壓Ps優選地高于10巴、更優選高于30巴。然而，所述高壓通常不超過100巴。
[0026]PSA方法需要使用至少一個具有至少一個入口和一個出口的吸附劑床。吸附劑床是本領域技術人員公知的。典型的吸附劑是活性炭、硅膠、氧化鋁和沸石。這樣的吸附劑的實例為來自Calgon的活性炭PBL，來自CECA的活性炭ACM3mm，來自Norit的活性炭RBl或 R2030，來自 UOP 或 Linde 的 Zeolites5A，來自 UOP 或 Slid Chemie 的 Zeolithel3X，來自Kali Chemie 的 Silica Gel KC, Metal Organic Framework MILlOl 或 Cu-BTC。吸附劑床可以一個層或者不同吸附劑的若干個層存在(consist in)。優選地，在根據本發明的方法中使用的吸附劑床以活性炭(例如，由Norit group以商標Activated Carbon R2030銷售的活性炭)的一個單一的層存在。
[0027]本發明的PSA循環包括至少一個卸料階段。所述卸料階段在于通過從吸附劑床取出氣體物流而將該吸附劑床中的壓力從Ps降低至P?。
[0028]已經發現，該方法的能量成本可通過如下顯著降低:將所述卸料階段劃分成若干個分卸料階段，其中將在所述分卸料階段期間排放的氣體物流引入到相應的排放罐中。該卸料階段示意性地示于圖1上。為了理解目的，圖1未確切地表示真實的工藝單元。相反，圖1表示一個卸料階段的不同的相繼部分。
[0029]在圖1上，吸附劑床2 (為了理解目的，其示出了若干次)正進行卸料階段B，所述卸料階段B被劃分為n個分卸料階段B1-Bf表示分卸料階段數目的n為至少為2的整數。在所述分卸料階段期間，氣體物流被排放到相應的排放罐T1-Tn中。在第一個分卸料階段B1開始時，吸附劑床中的壓力為Ps。使壓力降低，直至在分卸料階段Bn結束時其達到Pffi。在其期間所述氣體被排放的分卸料階段結束時，各罐內的壓力等于被排放在所述罐中的氣體物流的壓力。由于在卸料階段B期間壓力是漸減的，所述罐具有漸減的壓力:首先接收氣體物流的第一個罐T1處于比第二個罐T2高的壓力，并且依此類推，直到處于所述低壓Pffi的最后一個罐Tnt)n也表示排放罐的數目。罐的數目與該方法的整體(global)規模(dimension)以及進料氣體的流速相適應。優選地，n在2和10之間。
[0030]罐1\-1；是流體連通的。有利地，所述罐是以逐漸增加的壓力串聯連接。在各連接的罐之間設置壓縮機裝置C1-Cf除了具有最高壓力的罐之外的各罐中的氣體被壓縮并且引入到具有更高壓力中的最低者的另外的罐中。罐Tn中的處于氣體物流被壓縮并且被引入到處于更聞壓力的te Tlri中，并且依此類推。最后，在SilT1中的氣體物流可進一步在壓縮機C1中被壓縮。離開C1的處于高壓的氣體物流可例如被引入到處于Ps的吸附劑床中以進行例如沖洗步驟，或者可進一步被壓縮以便以超臨界狀態輸送到儲存位置。
[0031]各罐可裝備有冷卻裝置特別是`冷卻交換器E1-Ef實際上，氣體物流的溫度越低，壓縮所述氣體物流的能量需求越低。所述冷卻裝置可有利地對使本發明方法的能耗最小化作貢獻。
[0032]優選地，在各分卸料階段期間，卸料壓力降低情況是線性的。360s卸料步驟的壓力情況的實例示于圖2上。可通過位于吸附劑床2的出口處的轉換(switching)閥3控制所述降低情況。線性降低使得能夠使氣體物流的流速變平，也可使用質量流量控制器來避免壓縮機入口處的流速波動。
[0033]根據本發明的方法的實施有利地容許以低的能耗在高壓下回收出口氣物流。如以上解釋的，可實施該方法以從合成氣處理設備回收CO2，之后將該CO2物流以超臨界狀態輸送至儲存位置。在此情況下，高度期望的是，根據本發明的方法容許以高的回收收率(優選高于90%)回收高純度(優選高于95%)的CO2物流。
[0034]本領域中公知的經典的PSA方法不容許回收高純度的CO2物流。
[0035]根據一個優選實施方式，本發明的方法是用于從包含H2和CO2的進料氣體回收基本上純的CO2物流的循環PSA方法，所述方法的各循環由以下相繼的步驟構成:
[0036]1.吸附階段，其包括:將所述進料氣體引入至處于高壓1^的吸附劑床的入口以在CO2的選擇性吸附的情況下從其流過，在所述吸附劑床中形成CO2的第一吸附前沿(front)，和將具有未被吸附的產物的流出物從所述吸附劑床的出口排放至一級(primary)排放罐，所述一級排放罐處于所述高壓PsT，所述吸附階段持續受控的時期A ；
[0037]2.沖洗階段，其包括:將基本上純的CO2物流引入至處于所述高壓Ps的所述吸附劑床的入口以從其流過，在所述吸附劑床中形成CO2的第二吸附前沿；和將產物流出物從所述吸附劑床的出口排放至所述一級排放罐，所述沖洗階段持續受控的時期R，該時期R在CO2的所述第二吸附前沿與所述第一吸附前沿接合(join up)并且到達吸附劑床的出口時結束；
[0038]3.如上所述的卸料階段，其包括通過如下而降低所述吸附劑床中的壓力:通過所述吸附劑床的所述入口反向地(countercurrently)從其取出氣體物流并且將所述氣體物流排放至二級(secondary)排放罐,所述卸料階段持續受控的時期B,該時期B在所述吸附劑床處于低壓Pffi時結束；
[0039]4.反向吹掃(purge)階段,其包括將來自所述一級排放罐的氣體物流引入至所述吸附劑床的出口以從其流過，和將基本上純的CO2物流從所述吸附劑床的入口排放至處于P
的所述二級排放罐，所述反向吹掃階段持續受控的時期PU ；
[0040]5.加壓階段，其包括將來自所述一級排放罐的氣體物流引入至所述吸附劑床的出口，所述加壓階段持續受控的時期PR，該時期PR在所述吸附劑床處于所述高壓1^時結束。
[0041]根據本發明，表述“基本上純的CO2物流”指的是包含至少90%、優選至少95%的CO2的物流。
[0042]根據本發明的該實施方式的方法的進料氣體為包含H2和CO2的氣體混合物。優選地，所述進料氣體的至少50%、更優選至少60%、更優選至少70%、和甚至更優選至少80%為H2和CO2的混合物。所述組分的比例可變化。H2/C02體積比優選在0.8和3之間、更優選在I和2之間。
[0043]所述進料氣體可通過水煤氣變換方法產生。所述進料氣體的來源可決定除了 4和CO2之外的其它化合物的存在。
[0044]所述進料氣體可包含一種或多種其它化合物，例如水、氮氣、氬氣、烴化合物的氣態殘留物如CH4、硫化氫H2S和一氧化碳CO。根據第一實施方式,CO含量為所述進料氣體的至多10%、優選至多5%、更優選至多3%。根據第二實施方式，CO含量在所述進料氣體的10%和30%之間、優選在20%和25%之間。優選地，不是H2XO2和CO的化合物的總含量低于10%、更優選低于5%。將所述進料氣體的所述其它組分的一些特別是H2O和/或H2S除去可為有利的。H2S和/或H2O除去單元是本領域中公知的并且可在進行本發明的方法之前實施。
[0045]根據本發明的該實施方式的方法的進料氣體可處于高于_100°C、優選在10°C和75°C之間和更優選在20°C和60°C之間的溫度。有利地，所述進料氣體在被引入到所述吸附劑床中之前未經歷冷卻步驟。有利地，所述進料氣體處于室溫。
[0046]根據該優選實施方式，所述循環PSA方法的各循環在于五個相繼階段:1.吸附階段A，2.沖洗階段R，3.卸料階段B，4.反向吹掃階段W，和5.加壓階段PR。
[0047]PSA循環不是連續的。因此，傳統上，在用恒定的進料氣體連續運行的設備(installation)中，若干個吸附劑床被并排(side_by-side)放置以形成PSA單元。根據本發明的所述優選實施方式的PSA方法優選地以四床單元運行。[0048]已經對于該四床實施方式設計了優選的循環程序。該循環程序示于圖3的圖表上。根據該循環程序，各時期A、R、B、以及PU和PR之和是相等的:
[0049]A=R=B=PU+PR
[0050]因此，完整循環的持續時間被劃分為四個相等部分。在該部分的每一個期間:
[0051]-一個床處于吸附階段，
[0052]-一個床處于沖洗階段，
[0053]-一個床處于卸料階段，和
[0054]-一個床處于反向吹掃階段或處于加壓階段。
[0055]根據該循環程序，可根據本發明的方法的所述優選實施方式連續地運行四床PSA單元。
[0056]對于四床單元，在床I處于吸附階段A時，根據本發明的所述優選實施方式的一個循環的五個相繼階段示意性地示于圖4上。為了方便起見，床2示出了兩次，因為在一個吸附階段A期間出現了兩個階段(反向吹掃階段PU和加壓階段PR)。
[0057]吸附階段A
[0058]該吸附階段包括將進料氣體5引入至處于高壓1^的第一吸附劑床7的入口 6。當所述進料氣體流動通過第一吸附劑床7時，CO2被選擇性地吸附。未被吸附的產物流出物8從第一吸附劑床7的出口 9排放`至一級排放罐10。一級排放罐10處于所述高壓Ps下。該吸附階段的持續時間表示為A。
[0059]所述未被吸附的產物流出物基本上不含C02。優選地，所述未被吸附的產物流出物中的CO2含量低于10%、更優選低于5%。當CO2被吸附在所述吸附劑床上時，其形成第一吸附前沿。以使得在該步驟結束時CO2的所述第一吸附前沿仍然完全在該吸附床內的方式控制該時期A。
[0060]沖洗階段R
[0061]在第一吸附劑床7正進行吸附階段A時，第四吸附劑床正進行沖洗階段R。基本上純的CO2物流11與進料物流同時被引入至第四吸附劑床13的入口 12。該純的CO2物流的壓力與所述進料氣體的壓力相同，即為所述高壓Ps。該基本上純的CO2物流流動通過第四吸附劑床13并且產物流出物14從第四吸附劑床13的出口 15排放至所述一級排放罐10。該沖洗階段的持續時間表示為R。
[0062]在所述沖洗階段期間，CO2的吸附在所述吸附劑床中形成第二吸附前沿，其與所述第一吸附前沿接合。對時期R和沖洗流速進行控制以精確地在接合的吸附前沿到達所述吸附劑床的出口時使它們停止。如果該時期R太長，則CO2的接合的前沿將超出所述吸附劑床并且部分CO2將與產物流出物一起流至所述一級排放罐。化合物的分離將是差的，并且部分CO2將未被回收。如果該時期R太短，則CO2的接合的吸附前沿將未到達所述吸附劑床的出口。由此得出結論，所述吸附劑床仍然包含一部分非CO2產物。這將不利地影響所回收的CO2物流的純度。
[0063]卸料階段B
[0064]在第一吸附劑床7正進行吸附階段A和第四吸附劑床13正進行沖洗階段R時，第三吸附劑床正進行卸料階段B。該卸料階段在于通過如下將第三吸附劑床16中的壓力從P高降低至Pff1:通過第三吸附劑床16的入口 17反向地從其取出氣體物流12并且排放所述氣體物流。根據本發明，氣體物流18被排放到二級排放罐19中。所述氣體物流18為基本上純的CO2物流。所述卸料階段的持續時間表示為B。在該卸料階段結束時，所述吸附劑床的壓力已經降低至低壓值P低。
[0065]根據本發明的方法，所述卸料階段被劃分為若干個分卸料階段，其中在所述分卸料階段期間排放的氣體物流18被引入到漸減壓力的若干個排放罐中。
[0066]在第一吸附劑床7正進行吸附階段A時，第四吸附劑床13正進行沖洗階段R并且第三吸附劑床16正進行卸料階段B，第二吸附劑床正進行首先的反向吹掃階段PU和然后的加壓階段PR。
[0067]反向吹掃階段I3U
[0068]所述吹掃階段是反向實施的。將來自所述一級排放罐10的氣體物流20引入至處于低壓？<0^的第二吸附劑床22的出口 21并且從其流過。其從所述第二吸附劑床22的入口23排放至處于Pffi的所述二級排放罐19。該反向吹掃階段的持續時間表示為PU。對該反向吹掃階段和流速進行控制，使得在該步驟結束時，該床基本上不含C02。
[0069]加壓階段PR
[0070]最后，本發明的優選方法的循環4的最后階段為加壓階段，其包括將來自所述一級排放罐10的氣體物流20引入至所述第二吸附劑床22的出口 21。該加壓階段的持續時間表示為PR。在該加壓階段結束時，所述吸附劑床的壓力已經升高至高壓值Ps。
[0071]從一個階段到另一階段的轉換可通過圖4 (其中僅示出了減壓閥24和25)上未示出的許多轉換閥的打開和關閉實現。
[0072]根據本發明的方法的所述優選實施方式的實施有利地容許從進料氣體5回收基本上純的CO2氣體物流26。CO2回收收率可達到優選地至少85%、更優選至少90%和甚至更優選至少95%。
[0073]根據本發明的一個優選實施方式，在沖洗階段期間被引入到吸附劑床中的基本上純的CO2物流11是由二級排放罐19提供的。所述物流在被引入到吸附劑床中之前在氣體壓縮機27中被壓縮以達到高壓值P s。
[0074]根據本發明的另一優選實施方式，所述基本上純的CO2物流的全部或部分被排空(evacuate)以儲存在CO2儲存單元中。所述物流26可有利地被壓縮至適合用于輸送至其儲存位置、優選高于臨界壓力的壓力。
[0075]為了處理各種流速的進料氣體，若干個PSA單元可并聯運行。可將進料氣體分成與單元數目相同數目的部分。進料氣體的這些部分優選是相等的并且所述若干個單元優選為相同的。優選地在若干個四床單元中同時運行根據本發明的PSA方法。所述四床單元的每一個優選地根據圖3的圖表上所示的循環程序運行。
[0076]所述分卸料階段的數目n優選地等于同時運行的PSA單元的數目。例如，其中進料氣體被劃分到n個PSA單元中的根據本發明的所述優選實施方式的循環PSA方法優選地以n個卸料階段、使用n個二級排放罐運行。所述二級排放罐優選地被所有單元共享。
[0077]已經對于該類型的設備設計了其中n為6的優選的循環程序。該循環程序示于圖5的圖表上。
[0078]根據該循環程序，時期B被劃分成6個相等的分卸料階段B1-B6。時期PU等于BI與B2之和，并且時期PR等于B3、B4、B5與B6之和。對于(經過，for)與一個分卸料階段的時間相等的時期，各單元的循環程序相互輪換(轉換，shift)。由于該循環程序，除了在任何時間均被三個塔(column)(兩個處于吹掃階段且一個處于卸料階段B6)進料的處于最低壓力的罐Tn之外，各個二級排放罐在任何時間均被一個塔進料。根據該優選循環程序，在各個二級排放罐中獲得了相對平坦的流速。
[0079]在圖6上，示出了當第一床7處于吸附階段A并且第四床13處于沖洗階段R時的四床單元。為了方便起見，第二床22示出了兩次，因為在一個吸附階段A期間出現了兩個階段(反向吹掃階段PU和加壓階段PR)，并且第三床16示出了 6次，因為卸料階段B已經被劃分成在一個吸附階段A期間出現的6個分卸料階段B1-B6。
[0080]根據本發明的方法的優選實施方式有利地容許回收基本上不含CO2的產物流出物8和14。所述產物流出物被回收到處于PSA方法的高壓PsT的一級排放罐10中。所述產物流出物在反向吹掃階段期間和在加壓階段期間被至少部分地使用。剩余在所述罐中的部分即物流28可在下游用于不同用途。
[0081]根據本發明的第一實施方式，如上公開的循環PSA方法為用于費-托工藝的合成氣調理鏈(conditioning chain)的步驟。費-托工藝是公知的將一氧化碳和氫氣的混合物轉化為液態烴的化學工藝。
[0082]所述第一實施方式的實例示于圖7上。
[0083]根據該實施方式，可從煤31通過整體方法30生產液態烴45。將煤31與氧氣物流32 一起引入到氣化器反應器33中以提供主要包含H2和CO的合成氣34。使所述合成氣物流34與水36 —起通過水煤氣變換單元35。對水煤氣變換反應器的流出物37在PSA設備41中進行根據本發明的循環PSA方法。可回收基本上純的CO2物流42。基本上不含CO2的產物流出物43被進料至費-托反應器44。在費-托反應器中催化以下反應:
[0084](2x+l) H2+x CO — CxH(2x+2)+x H2O
[0085]其中x為正整數。
[0086]去往費-托反應器的入口物流優選地滿足在2.0和2.4之間的H2/C0的化學計量t匕。此外，所述入口物流優選地包含少于5%的惰性化合物。因此，本領域技術人員調整本發明的PSA方法的施行以達到這些規格。
[0087]優選地，在費-托工藝中可包括H2S除去步驟。該步驟可有利地在煤的氣化之后、在水煤氣變換反應器之前發生，以從合成氣除去H2s。如圖7中所示，其也可在位于水煤氣變換反應35之后和PSA方法41之前的H2S除去單元38中進行，以從PSA方法的進料氣體除去H2S39。
[0088]根據本發明的第二實施方式，如上公開的循環PSA方法是用于煤制甲醇合成工藝的合成氣調理鏈的步驟。
[0089]所述第二實施方式的實例示于圖8上。
[0090]根據該實施方式，可從煤47通過整體工藝46生產甲醇物流63。
[0091]根據該實施方式，將煤47與氧氣物流48 —起引入到氣化器反應器49中以提供主要包含H2和CO的合成氣50。所述合成氣物流50被分成兩個物流53和54。所述物流的第一部分53與水55混合并且通過水煤氣變換反應器56。對該水煤氣變換反應器的流出物57在PSA設備58中進行根據本發明的循環PSA方法。可回收基本上純的CO2物流59。將基本上不含CO2的產物流出物60與所述合成氣物流的第二部分54混合并且進料至甲醇反應器62。在典型的甲醇反應器中，發生以下反應:
[0092]C0+2H2 — CH3OH
[0093]C02+3H2 — CH30H+H20
[0094]去往甲醇反應器61的入口物流優選地滿足(H2-CO2) / (C0+C02) =2.1的化學計量t匕。因此，本領域技術人員調整所述合成氣物流的劃分(partition)和本發明的PSA方法的施行以達到該化學計量比。
[0095]優選地，在煤制甲醇合成工藝中可包括H2S除去步驟。如圖8中所示，該步驟可有利地在位于氣化反應器49之后、在合成氣的分配(division)之前的H2S除去單元51中進行，以從合成氣除去H2S52。
[0096]實施例
[0097]使用表現非等溫、非稀釋、多組分吸附劑床的動態行為的具有質量、能量和動量平衡的數學模型來模擬變壓吸附過程。該模型是基于以下假設開發的:
[0098]-在整個塔中為理想氣體行為；
[0099]-在徑向方向上沒有質量、熱量或速度梯度；
[0100]-沿著該床恒定的孔隙率；
[0101]-軸向分散的活塞流(axialdispersed plug flow);各顆粒內部沒有溫度梯度。
[0102]另外，該模型考慮了`(account for)外部物質和熱量傳遞阻力(以膜模型表示)，并且其認為吸附劑顆粒是雙分散的(bidispersed)，具有大孔和微孔質量傳遞阻力，兩者均以線性驅動力(LDF)模型表示。動量平衡通過Ergun方程給出。
[0103]壓縮機功率需求是考慮如下計算的:絕熱壓縮，具有相同壓力比和在級間具有5psi的壓力降的多級，各級間氣體冷卻至50°C的入口溫度，和85%的效率。
[0104]實施例1
[0105]對具有六個單元的循環PSA方法進行數學建模，其中各個單元具有四個床。該工藝循環是根據圖4的示意圖。各單元的循環程序是根據圖3中的圖表。
[0106]吸附劑床以由Norit group以商標Activated Carbon R2030銷售的活性炭的一個單層存在。
[0107]PSA工藝單元的其它參數總結于表1中。
【權利要求】
1.循環PSA方法，所述方法的各循環包括在于將吸附劑床中的壓力從Ps降低至卸料階段，其中所述卸料階段被劃分成若干個分卸料階段，其中在所述分卸料階段期間排放的氣體物流被引入到相應的排放罐中，其中所述罐是以逐漸增加的壓力串聯地流體連通的，并且在各連接的罐之間設置壓縮機裝置。
2.根據權利要求1的方法，其中所述低SPffi低于5巴、優選低于3巴，和更優選所述低SPffi為大氣壓。
3.根據權利要求1或2任一項的方法，其中所述高壓Ps高于10巴、優選高于30巴。
4.根據前述權利要求任一項的方法，其中所述分卸料階段的數目n在2和10之間。
5.根據前述權利要求任一項的方法，其中除了具有最高壓力的罐之外的各罐中的氣體被壓縮并且引入到具有更高壓力中的最低者的另外的罐中。
6.根據前述權利要求任一項的方法，其中各罐裝備有冷卻裝置。
7.根據前述權利要求任一項的方法，其中在各個分卸料階段期間，卸料壓力降低情況是線性的。
8.根據前述權利要求任一項的方法，其中所述方法從包含H2和CO2的進料氣體回收基本上純的CO2物流，所述方法的各循環由以下相繼的步驟組成: . 1.吸附階段，其包括:將所述進料氣體引入至處于高壓!^胃的吸附劑床的入口以在CO2的選擇性吸附的情況下從其流過，在所述吸附劑床中形成CO2的第一吸附前沿，和將具有未被吸附的產物的流出物從所述吸附劑床的出口排放至一級排放罐，所述一級排放罐處于所述高壓P胃下，所述吸附階段持續受控的時期A ; .2.沖洗階段，其包括:將基本上純的CO2物流引入至處于所述高壓？胃的所述吸附劑床的入口以從其流過，在所述吸附劑床中形成CO2的第二吸附前沿，和將產物流出物從所述吸附劑床的出口排放至所述一級排放罐，所述沖洗階段持續受控的時期R，該時期R在CO2的所述第二吸附前沿與所述第一吸附前沿接合并且到達所述吸附劑床的出口時結束； . 3.卸料階段，其包括通過如下降低所述吸附劑床中的壓力:通過所述吸附劑床的所述入口反向地從其取出氣體物流并且將所述氣體物流排放至二級排放罐，所述卸料階段持續受控的時期B，該時期B在所述吸附劑床處于低壓Pffi時結束； . 4.反向吹掃階段，其包括將來自所述一級排放罐的氣體物流引入至所述吸附劑床的出口以從其流過，和將基本上純的CO2物流從所述吸附劑床的入口排放至處于Pffi的所述二級排放罐，所述反向吹掃階段持續受控的時期PU ； . 5.加壓階段，其包括將來自所述一級排放罐的氣體物流引入至所述吸附劑床的出口，所述加壓階段持續受控的時期PR，該時期PR在所述吸附劑床處于所述高壓1^時結束。
9.根據權利要求8的方法，其中在沖洗步驟期間被引入到所述吸附劑床中的所述基本上純的CO2物流是由所述二級排放罐提供的。
10.根據權利要求8或9任一項的方法，其中所回收的基本上純的CO2物流的全部或部分被壓縮至適合用于輸送至其存儲位置、優選高于臨界壓力的壓力。
11.根據權利要求8-10任一項的方法，其中如下循環階段的各時期是相等的:A；R ；B ；以及I3U與PR之和。
12.根據權利要求11的方法，其中所述方法在四床單元中運行，完整循環的持續時間被劃分為四個相等的部分并且在該部分的每一個期間:-一個床處于吸附階段， -一個床處于沖洗階段， -一個床處于卸料階段，和 -一個床處于反向吹掃階段或者處于加壓階段。
13.根據權利要求12的方法，其中所述方法同時在若干個四床單元中運行，分卸料階段的數目n等于同時運行的PSA單元的數目。
14.根據權利要求13的方法，其中對于與一個分卸料階段的時間相等的時期，各單元的循環程序相互輪換，使得除了在任何時間均被其中兩個處于吹掃階段且一個處于卸料階段的三個塔進料的處于最低壓力的罐之外，各個二級排放罐在任何時間均被一個塔進料。
15.根據權利要求1-14任一項的方法，其中所述方法為用于費-托工藝的合成氣調理鏈的步驟。
16.根據權利要求1-14任一項的方法，其中所述方法為用于煤制甲醇合成工藝的合成氣調理鏈的 步驟。
【文檔編號】B01D53/047GK103687660SQ201280024151
【公開日】2014年3月26日 申請日期:2012年5月10日 優先權日:2011年5月18日
【發明者】S.里夫拉特, A.M.阿爾梅達佩克索托里比羅, J.C.戈迪諾德法里亞多斯桑托斯, A.埃吉迪奧羅德里格斯 申請人:道達爾煉油化學公司