合成尾气的分离方法

摘要

本发明涉及氢气制备领域，具体地涉及一种合成尾气的分离方法，该方法包括：将合成尾气依次进行至少两段膜分离，其中，第N段膜分离得到的非渗透气作为第N+1段膜分离的进料，且第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度；其中，N≥1。该方法具有低能耗、高负荷、氢气收率高和低非渗透气排放量的特点。

权利要求

1.一种合成尾气的分离方法，其特征在于，该方法包括：将合成尾气依次进行至少两段膜分离，其中，第N段膜分离得到的非渗透气作为第N＋1段膜分离的进料，且第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度；其中，N≥1；

任意一段所述膜分离的进料侧压力为3.0 8.0MPa，第N段膜分离的进料侧压力高于第N~+1段膜分离的进料侧压力0.5‑2MPa；

任意一段所述膜分离的温度为40 100℃，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温~度为20‑30℃。

2.根据权利要求1所述的分离方法，其中，任意一段所述膜分离的温度为60 90℃；和/或~

任意一段所述膜分离的进料侧压力为4 6MPa。

~

3.根据权利要求1所述的分离方法，其中，该方法还包括，将所述合成尾气进行前处理，使得合成尾气中水含量低于0.01ppmw、烃含量低于

0.01ppmw；和/或

将所述第N+1段膜分离得到的渗透气和/或非渗透气用于加热所述合成尾气。

4.根据权利要求1所述的分离方法，其中，所述合成尾气中氢气的含量至少70体积%。

3

5.根据权利要求1所述的分离方法，其中，所述合成尾气的流速为1‑50万Nm/hr。

6.根据权利要求1所述的分离方法，其中，所述第N+1段膜分离得到的渗透气中氢气含量大于90mol%。

7.根据权利要求1‑6中任意一项所述的分离方法，其中，该方法在装置中进行，所述装置包括：依次串联连通的前处理单元、回收热单元、多级膜分离单元，以及与回收热单元连通的氢气提纯单元和非渗透气回收单元；其中，所述多级膜分离单元包括N＋1个由加热器和膜分离组依次串联组成的膜分离单元，各膜分离单元依次串联连通，N≥1；

第1个到第N个膜分离单元的渗透气出料口与所述氢气提纯单元连通；

第N＋1个膜分离单元的渗透气出料口和非渗透气出料口与所述回收热单元连通；

该方法包括：

（1）将合成尾气通入前处理单元得到水含量低于0.01ppmw、烃含量低于0.001ppmw的气流；

（2）将步骤（1）得到的气流通入回收热单元，与来自所述第N+1个膜分离单元得到的渗透气和/或非渗透气进行换热；

（3）将步骤（2）换热后的气流通入第1个膜分离单元进行膜分离，得到的非渗透气作为下一个膜分离单元的进料，最后通入第N＋1个膜分离单元进行膜分离；

（4）收集第1个到第N个膜分离单元得到的渗透气送入氢气提纯单元；收集第N+1段膜分离得到的渗透气返回回收热单元用于加热所述合成尾气，再送入氢气提纯单元；收集第N+1段膜分离得到的非渗透气返回回收热单元用于加热所述合成尾气，再送入非渗透气回收单元。

8.根据权利要求7所述的分离方法，其中，所述前处理单元包括气液分离罐、过滤器中的一种或两种。

9.根据权利要求7所述的分离方法，其中，所述氢气提纯单元为PSA变压吸附装置，和/或所述非渗透气回收单元为燃料气管网。

说明书

合成尾气的分离方法

技术领域

[0001] 本发明涉及氢气制备领域，具体地涉及一种合成尾气的分离方法。

背景技术

[0002] 费托合成反应过程中产生的费托合成尾气主要由H2、CO、低碳烃(C6以下烃)、CO2、N2等组成，传统上费托合成尾气通常作为燃料，用来供热或发电，但随着国际原油价格的上涨，这种做法变得十分不经济，降低了资源的使用价值，若能从费托合成尾气中分离出氢气、液化气、低碳烯烃等产品，或者转化为合成气进行循环利用，将可大大提高费托合成尾气的经济价值

[0003] 费托尾气分离回收方法是目前应用较多的技术，费托尾气分离装置可以为全厂提供有效的氢源，提高原料碳的利用率。原料气脱除烃类后进入膜分离单元，分离出氢气含量高的渗透气和氢气含量低的非渗透气，渗透气送入变压吸附装置进一步提纯，非渗透气送入燃料气管网，或采用催化氧化技术继续生产氢气。该装置运行平稳，操作性强，但随着装置规模的放大，费托尾气参数波动、尾气分离工艺负荷低、非渗透气排放量高及氢气收率低等问题制约了该工艺的发展，影响了经济效益。

[0004] 突出的问题在于现有的工艺技术中，膜分离费托尾气处理负荷低，非渗透气排放量高，氢气收率和纯度低，经济效益不高。

发明内容

[0005] 本发明的目的是为了克服现有技术存在的合成尾气处理负荷低、能耗高、氢气收率和纯度低的问题，提供一种低能耗、高负荷、氢气收率和纯度高的合成尾气的分离方法。

[0006] 为了实现上述目的，本发明提供一种合成尾气的分离方法，该方法包括：

[0007] 将合成尾气依次进行至少两段膜分离，其中，第N段膜分离得到的非渗透气作为第N+1段膜分离的进料，且第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度；其中，N≥1。

[0008] 优选地，第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力0.5‑2Mpa。

[0009] 优选地，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度20‑30℃。

[0010] 通过采用上述方案，本发明具有如下有益效果：

[0011] 根据本发明方法对合成尾气进行分离，能耗低，且能够得到高纯度、高收率的氢气。

附图说明

[0012] 图1是本发明一种优选实施例的装置及流程示意图。

[0013] 附图标记说明

[0014] 1－原料气；2－气液分离罐；3－过滤器；4－蒸汽换热器；5－蒸汽加热器；6－蒸汽加热器；7－非渗透气；8－渗透气；9－非渗透气；10－渗透气；11－燃料气管网；12－PSA变压吸附制氢装置；V‑1/V‑2－压力调节阀；V‑3/V‑4－单向阀；X‑1－膜分离组；X‑2－膜分离组。

具体实施方式

[0015] 以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

[0016] 本发明提供一种合成尾气的分离方法，该方法包括：

[0017] 将合成尾气依次进行至少两段膜分离，其中，第N段膜分离得到的非渗透气作为第N+1段膜分离的进料，且第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度；其中，N≥1。

[0018] 根据本发明方法对合成尾气进行分离，能耗低，且能够得到高纯度、高收率的氢气。

[0019] 根据本发明一种优选的实施方式，第N段膜分离的进料侧压力高于第N+1段膜分离的进料侧压力0.5‑2Mpa。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗、提高氢气纯度和收率。

[0020] 根据本发明一种优选的实施方式，第N段膜分离的温度低于第N+1段膜分离的温度10‑30℃，优选为20‑30℃。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗、提高氢气纯度和收率。

[0021] 根据本发明一种优选的实施方式，任意一段所述膜分离的温度为40～100℃，优选为60～90℃。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗、提高氢气纯度和收率。

[0022] 根据本发明一种优选的实施方式，任意一段所述膜分离的进料侧压力为3.0～8.0Mpa，优选为4～6Mpa。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗、提高氢气纯度和收率。

[0023] 根据本发明一种优选的实施方式，该方法还包括将所述合成尾气进行前处理，使得合成尾气中水含量低于0.01ppmw、烃含量低于0.01ppmw。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗、提高氢气纯度。

[0024] 根据本发明一种优选的实施方式，该方法还包括将所述第N+1段膜分离得到的渗透气和/或非渗透气用于加热所述合成尾气。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗。

[0025] 根据本发明一种优选的实施方式，所述合成尾气中氢气的含量至少70体积％。

[0026] 根据本发明一种优选的实施方式，所述合成尾气的流速为1‑50万Nm3/hr。根据本发明一种优选的实施方式，所述第N+1段膜分离得到的渗透气中氢气含量大于90mol％。

[0027] 根据本发明一种优选的实施方式，该方法在装置中进行，

[0028] 所述装置包括：

[0029] 依次串联连通的前处理单元、回收热单元、多级膜分离单元，以及与回收热单元连通的氢气提纯单元和非渗透气回收单元；其中，

[0030] 所述多级膜分离单元包括N+1个由加热器和膜分离组依次串联组成的膜分离单元，各膜分离单元依次串联连通，N≥1；

[0031] 第1个到第N个膜分离单元的渗透气出料口与所述氢气提纯单元连通；

[0032] 该方法包括：

[0033] (1)将合成尾气通入前处理单元得到水含量低于0.01ppmw、烃含量低于0.01ppmw的气流；

[0034] (2)将步骤(1)得到的气流通入回收热单元，与来自所述第N+1个膜分离单元得到的渗透气和/或非渗透气进行换热；

[0035] (3)将步骤(2)换热后的气流通入第1个膜分离单元进行膜分离，得到的非渗透气作为下一个膜分离单元的进料，最后通入第N+1个膜分离单元进行膜分离；

[0036] (4)收集第1个到第N个膜分离单元得到的渗透气送入氢气提纯单元；收集第N+1段膜分离得到的渗透气返回回收热单元用于加热所述合成尾气，再送入氢气提纯单元；收集第N+1段膜分离得到的非渗透气返回回收热单元用于加热所述合成尾气，再送入非渗透气回收单元。

[0037] 通过采用前述优选方案，分担了单组膜运行时的压力势能，形成压力梯度差，使得每组膜承受的压力势能降低，运行压力降低，空出了工作余量，提高了系统负荷，增加了原料气的处理量和氢气的产量及纯度，且不需要为原料气二次提压，减少了装置的功耗，显著提高了装置的经济效益。

[0038] 根据本发明一种优选的实施方式，所述氢气提纯单元为PSA变压吸附装置。通过采用前述优选方案，实现装置联运，进一步提高氢气纯度，为下游装置提供更高纯度氢气，提高经济效益。

[0039] 根据本发明一种优选的实施方式，所述非渗透气回收单元为燃料气管网。

[0040] 以下结合图1装置说明本发明的实施方式，该装置包括：气液分离罐2、过滤器3、换热器4、蒸汽加热器5和蒸汽加热器6、膜分离组X‑1、膜分离组X‑2、PSA变压吸附制氢装置12和燃料气管网11；

[0041] 其中，

[0042] 所述气液分离罐2、过滤器3、换热器4、蒸汽加热器5、膜分离组X‑1、蒸汽加热器6、膜分离组X‑2依次串联连通；

[0043] 所述膜分离组X‑2的渗透气出料口和非渗透气出料口与换热器4连通；

[0044] 所述PSA变压吸附制氢装置12与换热器4的渗透气出料口连通，并且与膜分离组X‑1的渗透气出料口连通；

[0045] 所述燃料气管网11与换热器4的非渗透气出料口连通；

[0046] 该方法包括：

[0047] (1)将合成尾气依次通入气液分离罐2、过滤器3得到水含量低于0.01ppmw、烃含量低于0.01ppmw的气流；

[0048] (2)将步骤(1)得到的气流通入换热器4，与来自膜分离组X‑2的渗透气和/或非渗透气进行换热；

[0049] (3)将步骤(2)换热后的气流通入膜分离组X‑1进行膜分离，得到的非渗透气通入膜分离组X‑2进行膜分离；

[0050] (4)收集膜分离组X‑1得到的渗透气送入氢气提纯单元；膜分离组X‑2得到的渗透气返回换热器4用于加热步骤(1)得到的气流，再送入氢气提纯单元；收集膜分离组X‑2得到非渗透气返回换热器4用于加热步骤(1)得到的气流，再送入非渗透气回收单元。

[0051] 本发明利用产品(渗透气和非渗透气)余热给合成尾气换热，回收热能，降低膜分离组X‑1的热耗；利用压降为膜组提供动力，两组膜分离组的运行压力、温度不同，且形成一定梯度，充分利用压力势能，同时又分担了单组膜运行时的压力势能，使得每组膜承受的压力势能降低，运行压力降低，空出了工作余量，提高了装置负荷，增加了处理量，降低了装置能耗，另外还提高了氢气的纯度和收率，显著提高了装置的经济效益。

[0052] 根据本发明一种优选的实施方式，所述的装置的各工作单元的进料口和/或出料口设置有阀门，能够实现工艺的动态调节。

[0053] 下面通过实施例对本发明做进一步说明。下列实施例在图1所示的装置中进行。

[0054] 实施例1

[0055] 合成尾气(H2：70％；N2：10.9％；CH4：8.1％；CO：7％；CO2：1.7％；C2+：2.3％，体积分数)在气液分离罐2中进行气液分离，然后进入过滤器3使原料气中的水含量降至0，烃类组分降低至0.0008ppmw以下；再通入换热器4换热；

[0056] 然后进入蒸汽加热器5升温升至65℃，进入运行压力5.5Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至85℃，再通入运行压力5.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气9；

[0057] 膜分离组X‑1分离出的渗透气8送至PSA变压吸附制氢；膜分离组X‑2分离出的渗透气10送入换热器4换热后送至PSA变压吸附制氢，膜分离组X‑2分离出的非渗透气9送入换热器4换热后送至燃料气管网14。

[0058] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0059] 实施例2

[0060] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至60℃，进入运行压力6.0Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至90℃，再通入运行压力4.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气9。

[0061] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0062] 实施例3

[0063] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至65℃，进入运行压力5.0Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至90℃，再通入运行压力4.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气9。

[0064] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0065] 实施例4

[0066] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至60℃，进入运行压力5.5Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至100℃，再通入运行压力5.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气9。

[0067] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0068] 实施例5

[0069] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至65℃，进入运行压力8Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至85℃，再通入运行压力3.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气
9。

[0070] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0071] 实施例6

[0072] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至60℃，进入运行压力8Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1控压进入蒸汽加热器6升温至100℃，再通入运行压力3.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气
9。

[0073] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0074] 对比例1

[0075] 同实施例1，不同在于，换热后气流进入蒸汽加热器5升温升至100℃，进入运行压力3Mpa的膜分离组X‑1，得到渗透气8和非渗透气7，非渗透气7通过压力调节阀V‑1和泵的作用控压进入蒸汽加热器6升温至60℃，再通入运行压力8.0Mpa的膜分离组X‑2，得到渗透气10和非渗透气9。

[0076] 计算能耗、氢气收率和纯度，见表1。

[0077] 表1

[0078]

[0079]

[0080] 通过上述的结果可以看出，采用本发明的技术方案的实施例的氢气纯度高、收率达到93％以上，能耗低，相比现有技术具有明显更好的效果。

[0081] 以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个具体技术特征以任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。但这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。