Nothing Special   »   [go: up one dir, main page]

CN110582336B - 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统 - Google Patents

用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统 Download PDF

Info

Publication number
CN110582336B
CN110582336B CN201880028659.4A CN201880028659A CN110582336B CN 110582336 B CN110582336 B CN 110582336B CN 201880028659 A CN201880028659 A CN 201880028659A CN 110582336 B CN110582336 B CN 110582336B
Authority
CN
China
Prior art keywords
stream
process stream
gas
stripping
unit
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201880028659.4A
Other languages
English (en)
Other versions
CN110582336A (zh
Inventor
埃默里克·萨龙
于尼·赛瓦特斯桑
艾思格·伊瓦森
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Carbon Recovery International
Original Assignee
Carbon Recovery International
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Carbon Recovery International filed Critical Carbon Recovery International
Priority to CN202110686464.2A priority Critical patent/CN113577812B/zh
Publication of CN110582336A publication Critical patent/CN110582336A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN110582336B publication Critical patent/CN110582336B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0005—Degasification of liquids with one or more auxiliary substances
    • B01D19/001—Degasification of liquids with one or more auxiliary substances by bubbling steam through the liquid
    • B01D19/0015—Degasification of liquids with one or more auxiliary substances by bubbling steam through the liquid in contact columns containing plates, grids or other filling elements
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D47/00—Separating dispersed particles from gases, air or vapours by liquid as separating agent
    • B01D47/02—Separating dispersed particles from gases, air or vapours by liquid as separating agent by passing the gas or air or vapour over or through a liquid bath
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D5/00—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation
    • B01D5/0057—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation in combination with other processes
    • B01D5/0069—Condensation of vapours; Recovering volatile solvents by condensation in combination with other processes with degasification or deaeration
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/46—Removing components of defined structure
    • B01D53/62—Carbon oxides
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
    • B01D53/77—Liquid phase processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/74—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation
    • C07C29/76—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/10—Nitrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/12—Oxygen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2256/00—Main component in the product gas stream after treatment
    • B01D2256/16—Hydrogen
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/50—Carbon oxides
    • B01D2257/504—Carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/0475—Composition of the impurity the impurity being carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
    • C07C29/151—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C31/00—Saturated compounds having hydroxy or O-metal groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C31/02—Monohydroxylic acyclic alcohols
    • C07C31/04—Methanol

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Environmental & Geological Engineering (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Biomedical Technology (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

用于从工艺流(12)中分离气体的系统(10)，包括配置为进行产生工艺流(12)的化学工艺的反应器；分离单元(14)，配置为接收来自反应器的工艺流(12)，并配置为分离工艺流(12)，分离单元(14)包括位于分离单元(14)的顶部并从分离单元(14)的顶部接收工艺流(12)的一部分的至少一个换热器(16)，至少一个换热器(16)冷凝工艺流(12)的一部分；以及至少一个气提单元(22)，配置为从至少一个换热器(16)接收一部分冷凝的工艺流，并配置为通过向其中引入至少一种气提流体来从冷凝的工艺流中移除气体。

Description

用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统
技术领域
本公开涉及用于从料流中分离气体，用于从甲醇合成产物流中去除CO2的改进系统。该系统可包括用于从蒸馏塔的塔顶料流中去除CO2的气提部分。该系统可还包括用于具有集成的蒸汽冷凝器的蒸馏塔的分流塔设计，并可利用机械蒸汽再压缩。
背景技术
全球气候变化已被认为是“我们这个时代最紧迫的环境挑战”。美国国家航空航天局(NASA)称“气候系统变暖的科学证据是明确的。”气候变化是由诸如水蒸气、氧化亚氮、甲烷和二氧化碳的温室气体的变暖效应造成的。其中，二氧化碳排放是关键元凶，因为自工业革命开始以来，全球大气CO2浓度已经增加了三分之一。CO2排放主要来自人类活动，诸如化石燃料的消耗，其副产品被排放到大气中。
各国尝试应对气候变化的方法之一是通过讨论并实施碳排放限制和交易政策，其限制碳排放总量并允许企业对产生排放的配额进行交易。这种政策为诸如公用设施和化学公司的净碳排放体创造了减少碳排放的强大需求，这是出于向其他净碳排放体交易减排信用和避免支付额外的配额的两个目的。
为进一步回应对气候变化的担忧，太阳能和风能产量近年来已显著增加，但仍然受到许多基础工程限制：大多数太阳能和风能主要从远离消耗电力的人口和工业区域的地区获得，并因此主要在这些地区生产；例如，美国的大部分风能潜能在大平原地区，且大部分太阳能潜能在西南部，而人口中心主要集中在沿海地区。在这些偏远地区产生可再生电力，由于太阳能和风能在长距离上传输，会导致成本高昂且功耗巨大。此外，提供给消费者的大部分能量并非为电力形式，而是运输燃料、加热气体或其他的形式。仅有小百分比的运输能量是由可再生电力提供的。
可再生电力也不能以工业上大的量或以经济上可行的成本存储，这导致当太阳能和风能产量高但栅极电容已经达到最大值时，或者当电力需求低时，许多太阳能和风能电力被浪费或接地。因此，通常由诸如煤炭和天然气的化石燃料来源发电厂向太阳能和风能提供保障，当太阳能和风能不足以满足需求时，其可提供基线电力或备用电力。因此，需要能克服可再生电力的不足的可再生形式的能量，以通过存储能量和促进将能量更有效地运输到市场来满足能量需求。
甲醇是运输燃料、诸如甲醛的化工原料以及塑料、油漆、织物、和其他处置方式的重要前体，将CO2转化为甲醇是CO2的有效替代的处置方式以及用于存储诸如来自可再生源的能量的改进方法，因为甲醇可以将可再生能量存储在其化学键中，并克服了可再生电力的众多与运输相关的问题。例如，甲醇的良好的能量密度和液态，其与运输燃料的相容性，以及运输期间的较低损耗，使甲醇成为一种有利的储能介质。
此外，考虑到全球范围对甲醇的巨大需求——每天200,000吨且在不断增长——将二氧化碳从大气中转移并转化成甲醇，有回收造成气候变化的大量温室气体的潜力。甲醇作为运输燃料发展也具有很大的潜力。甲醇的另一日益增加的处置方式包括甲醇制烯烃工艺，其将甲醇转化成聚烯烃的结构单元，聚烯烃是全球需求日益增长的最常见的塑料产品。
甲醇通常在工业环境中由合成气(“合成气”)生产，合成气是各种量的H2、CO和CO2的组合，通常来源于气化煤。由合成气合成甲醇的工艺通常夹带有与甲醇产物一起的CO和CO2副产物。在产物的最后处置之前，这些副产品必须与甲醇产品分离。
用于去除气体(诸如CO和CO2)的典型工艺包括专用的轻馏分分离工艺，这通常涉及单独的且资本密集的分馏塔(一个或多个)和相关的分离设备，以及除初级蒸馏塔之外的能量消耗。能量在所述分馏操作的再沸器和冷凝器中消耗。由于CO2在甲醇中的溶解度高，其因而不能通过简单的闪蒸操作充分分离，所以轻馏分分馏工艺是必要的。结果，从所需甲醇产品中分离夹带的CO和CO2副产物是非常昂贵和低效的。
在由合成气合成甲醇中使用的反应器通常限于沸水反应器，因为典型的反应套件具有高的热特性，其包括大量的CO。BWR是一种复杂且昂贵的设备，但通常是必要的，以减轻在由合成气放热生产甲醇中产生的热量，从而保护反应产物、反应器和催化剂。
用于从产物流中分离诸如CO和CO2的气体的其他工艺可包括在蒸馏之前的闪蒸分离，但这是不足够的且是不期望的，因为其本质上是不完整的一级平衡分离，将产物浪费至废气流且不能去除所有溶解的副产物。
其他分离工艺包括膜分离和溶剂分离(诸如氨纯化)，但这些工艺成本高、效率低且不适合甲醇生产。因此，蒸馏仍然是用于纯化许多化学产品的主要方法，且是化工过程工业中应用最广泛的操作之一。
塔式蒸馏或分馏是高度能量密集型操作(由于蒸馏使用热量作为分离介质)，占由化工过程工业使用的能量的40％-60％，相当于每天至少120万桶原油。仅蒸馏就占美国能量使用总量的6％和全球能量使用量的3％。蒸馏操作的巨大能量消耗至少部分是由于现有蒸馏工艺的低效率(通常5％-10％)。因此，改进的分离工艺有可能大大减少与能量有关的排放。
综上所述，需要用于从产物流特别是甲醇产物中分离气体特别是CO2的改进系统。
发明内容
通过本公开的用于分离气体的系统的实施方式来解决在可再生运输燃料背景下包括的蒸馏工艺的能源密集型和排放密集型问题。通过提供产生较少的轻馏分副产物的有利的反应套件，和用气提气去除诸如CO2的轻馏分副产物的分离部分，而不需要专门的轻馏分蒸馏塔，从而可以省略整个蒸馏阶段，并避免相关的能量消耗和排放。
本文所述的分离实施方式不限于甲醇纯化工艺，而是可用于其中要求或需要改进的系统和/或方法来从工艺流中分离气体的任何化学工艺。
优选地，用于分离气体的系统的实施方式包括产生粗产物流的反应器和在塔顶部分与换热器(诸如冷凝器)连接的分馏塔以及气提(汽提、脱气、stripping)单元。当塔顶料流在换热器中冷凝之后，气提流体流流经气提单元以选择性地从分馏塔的塔顶料流中除去杂质，诸如CO2。该反应器可以有利地利用主要消耗CO2(而非CO)作为甲醇合成的原料的反应套件，从而为CO2排放提供可行的替代处置方式，并进一步简化分离部分，如下所述。
该反应套件还可产生基本上仅包括甲醇、水和CO2的粗甲醇产物流。现有的反应套件产生与甲醇形成共沸混合物的轻馏分杂质，诸如丙酮、甲酸乙酯、乙酸甲酯和丙酸甲酯，其中主要观察到的共沸杂质为丙酮。共沸混合物的分离极其困难，且通常需要特殊的分离技术和设备，诸如变压蒸馏或添加其他化学物质。
通过本公开的实施方式的反应套件有利地避免了诸如这些的轻馏分杂质，从而可以通过单塔分离后接气提操作来实现粗甲醇产物的有效纯化，而不需要用于进一步将冷凝的塔顶料流中的所需产物与杂质分离的专门的轻馏分塔，或者用于移除重油杂质的重物质塔，或者其他特殊分离技术。这种布置减少了所需的分馏负荷、操作复杂性和相关的资本成本。
在用于分离气体的系统的变体中，气提单元是与回流鼓集成的气体分布单元，回流鼓被配置为从换热器中接收冷凝的塔顶料流。该气体分布单元使诸如N2或H2气体的气提流体流动或传导通过回流鼓中的冷凝的塔顶料流以选择性地从甲醇产物中去除CO2，而无需使用专门的分离塔来去除CO2。
粗甲醇组合物和气提单元有利地允许灵活的操作，可以使用多种有利的气提流体，包括H2、N2气体、水蒸气、天然气、O2、惰性气体(稀有气体，noble gases)、氘等。因此，该系统可以调整为在许多工业环境中需要且可用的产物和反应物的特定配置。例如，该系统可以灵活地允许使用和产生氘以生成氘代甲醇，在蒸馏过程中分离重水副产物，和通过本公开的实施方式的气提单元从甲醇产物中分离轻馏分副产物。
利用气提技术从甲醇产物流中分离诸如CO2的气体的现有尝试受到进行预蒸馏气提的气提流体工艺配制和来源的限制。例如，荷兰阿姆斯特丹的Akzo Nobel N.V.的EP 2831 025讨论了使用H2气体从甲醇产物流中气提某些物质。注意到湿H2来源——从水溶液电解工艺特别是氯或氯酸钠的生产中获得的H2——是比干H2来源更实惠的H2的来源(至少部分归因于缺乏专用的干燥步骤)，EP 2 831 025的实施方式将湿H2的干燥阶段与预蒸馏气提阶段集成在一起。这种布置必须依赖于在蒸馏阶段上游与甲醇产物混合的水来冷凝/除去湿H2气提流体中的水，因为H2气提流体形成了到反应器的新鲜H2原料。(EP 2 831 025p.4ll.26–34)。
本领域技术人员不会有动机也不会发现将EP 2 831 025的气提单元安装在蒸馏单元的塔顶部分是显而易见的，由于EP 2 831 025不利地受限于H2气提(由于H2气提流体也是到反应器的新鲜H2进料，从而阻碍了在不同时间使用不同气提流体的操作的灵活性，如本公开的实施方式所考虑的)，且受限于通过预蒸馏产物流中的水干燥湿H2来源。利用EP 2831 025的湿H2来气提精馏塔的塔顶部分，会使蒸馏的塔顶产物受到冷凝水的污染，彻底破坏了分离的目的，并使产物甲醇的价值降低。
在用于分离气体的系统的另一实施方式中，用于纯化甲醇产物的分离工艺使用分流塔布置。分流塔的底部部分可在高于分流塔顶部部分的压力下操作。分流塔的底部部分的较高操作压力防止甲醇产物分解。分流塔的底部部分的回流可与分流塔的顶部部分的再沸器集成在一起，利用单个换热器装置来降低分馏操作的总负荷。
在分流塔设计的变体中，塔的顶部部分的再沸器和分流塔的底部部分的冷凝器热集成在单个换热器装置中，例如真空冷凝器，这归因于分流塔的顶部和底部部分之间的压力差。通过利用高压塔中的热量来使低压塔的底部再沸，同时冷凝来自高压塔的塔顶流来最小化总负荷。通过对各塔的热集成，降低了在低压塔的塔顶冷凝器中和在高压塔的塔底再沸器中需要加入的负荷。通过这种布置实现的能源节省进一步有助于减少排放。
在具体实施方式中，通过利用降膜蒸发器或热虹吸设计，单个换热装置可以优化集成的再沸器和冷凝器流之间并因此两塔之间的温度差(且因此提高热力效率)。与釜式再沸器的温度差(大约10℃)相比，降膜蒸发器和热虹吸型换热器的改善的(较低的)温度差(大约1–2℃)使得高压塔中的操作压力降低，这时为低压塔提供足够的再沸器负荷的塔顶料流所需的压力降低。这使资本和运行成本最小化(因为所需的再沸器负荷减少了，且塔本身的尺寸也可减小)，并降低了整体能源消耗，进一步降低了排放压力。
在分流塔工艺的变体中，分流塔可以利用机械蒸汽再压缩来进一步提高热力学效率，通过从塔的顶部部分侧线采出，对侧线馏出物进行再压缩，并然后将压缩后的侧线馏出物送至塔的底部部分。
这有利地提高了分离的效率，通过用由再压缩侧线馏出物得到的增加的温度和压力来代替否则塔的底部部分的专用再沸器将需要的负荷。这种布置因而进一步降低了资本成本和运行成本。
塔顶冷凝器可以提供为并联或串联关系的两个冷凝器，第一冷凝器冷凝分馏塔的塔顶料流的第一部分，且第一冷凝器中的未冷凝的气体在第二冷凝器中冷凝，最大化甲醇捕获而不会将不需要的CO2气体夹带回液体甲醇产物中。
其他方法、实施方式和用于分离气体的系统的变体将在下面的讨论中更详细地描述。
附图说明
本发明的这些和其他特征、方面和优点将通过以下描述、所附权利要求和附图变得显而易见并被更好地理解。
图1是根据本公开的分离系统的简化图。
图2是图1的分离系统的实施方式的简化图。
图3是根据本公开的分离系统的替代实施方式的简化图。
图4是根据本公开的分离系统的替代实施方式的简化图。
图5是图4的分离系统的替代实施方式的简化图。
图6是根据本公开的用于分离气体的系统的替代实施方式的简化图。
图7是根据分离系统的实施方式的催化剂支撑塔盘的平面图。
图8是根据分离系统的实施方式的催化剂床的平面图。
具体实施方式
可以从结合附图阅读以下描述中获得对本公开的不同实施方式的更好理解，在附图中相似的附图标记指代相似的元素。
如本公开中使用的术语“气提单元”具有其普通含义，并表示适合选择性地从另一流体中气提或驱动物质(优选为气体)的任何单元。
如本公开中使用的术语“分离塔”或“分馏塔”具有其普通含义，并表示适合蒸馏或分离两种或多种组分的任何塔配置，包括板式塔、填料塔、二元塔、多组分塔、分流进料塔或其他。
反应套件
现有的甲醇合成反应利用合成气作为原料，通常主要包括CO，使用H2来生产甲醇，主要使用以下反应：
Figure BDA0002253955540000083
然而，该反应会产生许多副产物，这些副产物在各种甲醇处置方式中均是不受欢迎的，且因为它们使甲醇的分离变得昂贵且困难，无论是在所需的设备方面还是能源成本方面。需要使杂质最小化的反应套件，从而使分离工艺更简单且更有成本效益。
图1示出了根据本公开的实施方式的分离系统10。粗甲醇流12从反应部分直接进入分馏塔14。粗甲醇流12基本上只包括甲醇产物、水和CO2。该组合物，其有利地不含轻馏分污染物和重污染物，可以通过经由催化剂选择和使用CO2而不是CO作为起始材料的反应套件(诸如由现有甲醇设施所使用的)来合成甲醇来实现。具体来说，化学反应可简化为以下两个反应：
Figure BDA0002253955540000081
Figure BDA0002253955540000082
通过使用反应1和2来合成甲醇，粗甲醇流12基本上仅包括甲醇、水和CO2，简化了分离工艺，由于避免了CO副产物和不期望的轻馏分污染物，诸如丙酮、甲酸乙酯、乙酸甲酯和丙酸甲酯(主要观察到的共沸杂质是丙酮)，并因此不需要被分离。众所周知，这些轻馏分污染物会与甲醇形成共沸混合物，这种共沸混合物的分离是极其困难和昂贵的，因为这种混合物可能需要使用变压蒸馏和/或添加第三种化学物质来分离。
使用反应1和反应2也在很大程度上避免了重污染物，诸如重质油，简化了对诸如H2O的塔底产物的分离。反应1和2的应用进一步使用CO2作为起始材料，从而为CO2排放提供替代的处置方式，并促进更简单且更有效的分离工艺，如本文将描述的。
在实施方式中，且如下文将更详细讨论的，反应1和2可以在改进的反应器中发生。有利地，反应1和2具有的放热强度低于用于甲醇合成的现有的反应套件，使得可以使用管式冷却反应器作为主反应器。考虑到管式冷却反应器的更低的成本、更高的效率和相对简单的操作，使用管式冷却反应器比使用现有的反应器配置更有优势，现有的反应器配置主要是沸水反应器，其需要处理与现有反应途径相关的大量放热。此外，管式冷却反应器是优选的，因为它比绝热或冷激式反应器更有效率，绝热或冷激式反应器效率低且需要多个反应器串联才能达到预期的转化率。此外，改善反应器的热分布有助于防止催化剂烧结，从而延长催化剂的寿命并最小化工艺中断。
利用反应1和2进一步使得甲醇的生产与GHG产生工艺相结合，以循环CO2而不是向大气排放CO2。例如，本公开的用于分离气体的系统可以设置在发电厂、炼油厂、化工厂、矿山、制造设施、农业设施、加热单元、加工厂或排放CO2的任何其他设施、实体或场所。该系统可以布置为独立的装置、集成的装置或栓式连接装置。
气提器
因为所有蒸馏工艺都需要能量输入，通常通过再沸器和冷凝器，以实现组分的分离，并因此产生排放，需要一种分离部分，其将实现组分的理想分离所需的蒸馏操作的数量最小化并因此将设备和运行成本以及排放最小化。现有的甲醇合成操作通常包括专门用于分离轻组分(即沸点低于甲醇产物的组分，诸如CO、CO2等)的塔，并因此产生排放。需要消除了对专用塔及其对单独组分的相关排放的需要的工艺。
在图1所示的公开的实施方式中，包含在粗甲醇流12中的反应器流出物被进料至包括分馏塔14和附属设备的分离部分10。由于粗甲醇流12的组合物，其含有甲醇、水，且实际上除了CO2之外没有CO或其他轻质污染物，因此只需要单个分馏塔14来纯化所需的甲醇产物。这是优于大多数甲醇纯化工艺的独特优势，大多数甲醇纯化工艺包括专用的轻馏分塔和相关设备，诸如再沸器、冷凝器、鼓等，以实现对产物的充分纯化。冷凝器16和再沸器32为分馏塔14提供所需的负荷，以将粗甲醇流12分离成符合规格的产物。分馏塔14可包括气提段、精馏段和进料段。
分馏塔14的塔顶料流15包括甲醇和CO2两者，由于水的挥发性较低并因此被收集并通过塔底料流33送至界区(battery limits)或其他工艺。塔顶料流15在冷凝器16中冷凝，并然后在集成的气提器/回流鼓18中气提CO2。集成的气提器/回流鼓18包括气提部分22，其连接到回流鼓20。集成的气提器/回流鼓18有利地从甲醇产物中去除溶解的CO2，而无需使用热量或单独的专用分馏塔，降低了能量需求并从而减少了排放。
集成的气提器/回流鼓18通过引入气提气或载气，诸如H2、N2或其他合适的气体，将CO2从冷凝的塔顶料流中的甲醇中分离出来。其他合适的气体种类可包括天然气、惰性气体、O2、水蒸气、氘等，取决于工艺要求和设施的考虑。例如，在某些与用于分离气体的系统相关的化工厂中，N2可能大量存在，并可建议以N2作为合适的气提气。在某些石化或炼制设施中，H2可能是更大量可用的，并因此可适合作为气提气。其他设施、基础设施制约和经济上的考虑可能会推荐其他气体种类作为气提气。
在该系统的实施方式中，气提部分22是与回流鼓20集成的气体分布器。气体分布器22将载气从料流24引入到回流鼓20中收集的冷凝的塔顶料流15中，载气接触并夹带溶解的CO2，从而将CO2从回流鼓20中的液体甲醇中气提出来。在实施方式中，气体分布器22可以通过鼓泡载气向上通过在集成的气提器/回流鼓18的回流鼓部分20内收集的液体来引入载气。合并的载气和CO2以废气流26的形式从集成的气提器/回流鼓18中排出，可采用各种方式处理掉废气流26；例如，废气流26可以在被释放到大气中之前在洗涤器单元中洗涤掉夹带的甲醇，或作为额外的原料至反应器中被再利用/再处理。替代地，废气流26可以作为额外的原料直接进料回循环中或者直接处理至界区或其他工艺。
回流鼓20中剩余的液体甲醇在回流流28(其直接返回到分馏塔14以促进从水和其他重组分中蒸馏出甲醇和CO2)和甲醇产物30(其可送往界区、存储或其他处置)之间分流。因此通过利用反应1和2来生产基本上仅包括甲醇、CO2和水的粗甲醇流，并通过在气提单元22中引入载气而不需使用添加的热从而将溶解的CO2从单个分馏塔14的塔顶料流15中分离，可以获得符合规格的甲醇产物30而不需使用专用的轻馏分塔，及其参加资本和能量消耗。
在图2所示的替代的实施方式中，类似地基本上仅包括甲醇、水和CO2的粗甲醇流52被进料到包括单个分馏塔54的分离部分50。冷凝器56和再沸器73为分馏塔54提供所需的负荷，以将粗甲醇流52分离成符合规格的产物，包括甲醇产物66和废水产物74。来自分馏塔54的塔顶料流在冷凝器56中冷凝，并进料到气提单元60。与图1的实施方式不同，气提单元60没有与回流鼓62集成或与回流鼓62整体成型。载气通过料流71进料到气提单元60，且废气流72包括合并的载气和已从气提单元60中的甲醇产物中除去的CO2。与图1的废气流26一样，可以处理掉废气流72，诸如通过在大气排放之前洗涤掉夹带的甲醇，或者可以作为额外的原料至反应器中被再利用/再处理。
气提的液体甲醇从气提单元60进料至回流鼓62，并然后分流成甲醇产物流66(其可被处置到界区、存储或其他工艺)和回流流65(其作为回流返回到分馏塔54以促进从水和任何其他重污染物中蒸馏出甲醇和CO2)。
图2所示的实施方式表明，气提单元60不需要与回流鼓62整体成型，而是可以根据特定配置或设施的工艺要求分开布置。例如，在改进操作中，可以提供气提单元来配合现有蒸馏塔的现有鼓，反之亦然。
在图3所示的替代的实施方式中，基本上仅包括甲醇、水和CO2粗甲醇流76被进料到包括单个分馏塔77和相关设备的分离部分75。冷凝器78和再沸器87为分馏塔77提供所需的负荷，以将粗甲醇流76分离成符合规格的产物，包括甲醇产物86和废水产物89。来自分馏塔77的塔顶料流在冷凝器78中冷凝。
在图3的实施方式中，冷凝的塔顶料流被分流成两个流。由于冷凝器78促进了气态CO2(含有夹带的甲醇)和液体甲醇(含有溶解的CO2)的粗略分离，因此，料流80包含第一部分CO2以及夹带的甲醇，并且可以从工艺中除去，因为它主要包含气体。与图1和2所示的实施方式中的废气流26和72一样，料流80可以在大气排放之前洗涤掉夹带的甲醇，或者可以作为额外的原料至反应器中被再利用/再处理。洗涤的甲醇可以作为回流返回工艺中，添加至甲醇产物流，或以其他方式处置到另一工艺或至界区。
冷凝的塔顶料流的剩余部分主要含有液体甲醇与溶解的CO2，其被送往回流鼓79。在被收集到回流鼓79中之后，冷凝的塔顶料流的剩余部分可以被分流，其中一部分或料流81返回到分馏塔77作为回流以促进蒸馏，且一部分或料流82被送到气提单元83用于去除溶解的CO2。如前文所讨论的，与实施方式的气提单元22和60一样，气提单元83通过引入载气，诸如H2、N2或料流84中的任何其他合适的物质，将溶解的CO2从液体甲醇中分离出来。
气提单元83产生废气流85，包括载气、CO2和一定量的夹带的甲醇。废气流85可以在大气排放之前洗涤掉夹带的甲醇产物，和/或作为额外的原料至反应器中被再利用/再处理。由于第一部分CO2通过料流80从工艺中被除去，因此废气流85在质量流量方面和质量分数方面两者均包含比料流80和实施方式的废气流26和72更少的CO2。因此，废气流85可比废气流26和72更适合于不同的处置方式，因为其CO2含量更低。在该实施方式中，从气提单元83的底部部分获得料流86中的符合规格的甲醇产物。
图3所示的实施方式表明，气提单元83可以布置在回流鼓79的上游或下游，根据特定配置或设施的工艺要求来确定，且某些气体可有利地在回流鼓上游被分离，使得气提的气体可用于不同处置方式。
再沸器87提供使粗甲醇流76的塔底部分再沸所必要的负荷，蒸发甲醇产物和CO2，同时收集水和任何其他痕量重物质，诸如长链烷烃、高级醇、高级酮和低级醇与甲酸、乙酸和丙酸的酯。分馏塔77从底部部分移除废水流87。
通过提供实施方式，有利地解决了分离工艺的问题，特别是粗甲醇纯化，需要专用的轻馏分分馏塔及其相关排放以去除气态物质，诸如二氧化碳的问题。
分流塔布置
蒸馏是高能量密集型工艺，由于分离工艺的固有的低效率，其在再沸器和冷凝器两者中都需要大量的负荷，以及显著的回流率来实现所需的分离。这导致了高昂的操作和资本成本。在其中从初始反应单元中(由于反应或热效率低或反应放热高)或从在和分离工艺相同的设施或站点处的相关工艺中剩余大量热的设施或工艺中，剩余的热通常为生成的蒸汽形式，废热可用于为某些蒸馏操作的再沸器提供负荷。
然而，这样的布置在第一实例中可能是不可取的，因为在反应阶段或在相关工艺中产生大量的废热意味着热力学效率低，并从而对由设施的排放有负面影响。因此，宜应尽可能减少废热的产生，而不是试图回收废热。因此，还需要最小化位于反应工艺下游的工艺的热需求，否则这些工艺可利用废热，诸如在再沸器中。通过这样做，可降低对增加热量的需求。需要改进的分离工艺，其提高了热力学效率以最小化热量需求，并从而减少能量消耗和排放。
在图4所示的用于分离气体的系统的替代实施方式中，粗甲醇流102被进料到包括分馏塔104的分离部分100。分馏塔104布置在包括顶部或低压(LP)部分106和底部或中压(MP)部分108的分流塔布置中。LP部分106和MP部分108由主要包括甲醇和水的料流140连接，以及通过MP部分108的冷凝器和LP部分106的再沸器之间的热集成连接。蒸汽冷凝器110集成了冷凝MP部分108的塔顶料流144和再沸LP部分106的塔底料流142两种功能。MP部分108的操作压力被校准到足够高，使得料流144的冷凝能提供再沸料流142所需要的负荷。
使用分离部分100的分流塔布置通过减少分馏塔104中需要的总负荷而提高了热力学效率，否则，集成在蒸气冷凝器110中的负荷将在MP部分108的塔顶处的冷凝器和LP部分106的塔底处的再沸器中提供，或者在向LP部分106冷凝器和MP部分108再沸器增加的负荷中提供。
与某些前面的实施方式一样，来自LP部分106的基本上仅包括CO2和甲醇的塔顶料流进料到冷凝器112，并然后到集成的气提器/回流鼓114，其包括气提部分116和回流鼓118。在替代的实施方式中，根据工艺配置和/或设施要求，气提部分116和回流鼓118可以是不同的单元，诸如图2所示的实施方式中示出的。通过引入通过料流126提供的载气，从冷凝的甲醇中除去CO2。在某些实施方式中，气提部分116为气体分布器。气体分布器116将来自料流126的载气引入到回流鼓118中的冷凝的塔顶料流中以将溶解的CO2从具有液体甲醇的溶液中分离出来，并进入废气流128，废气流128基本上只包括CO2和载气。根据特定工艺需要和产品要求，载气可以是N2、H2或任何其他合适的和/或惰性气体，诸如水蒸气、天然气、惰性气体、O2、氘等。与之前的实施方式一样，废气流128可以在大气排放之前洗涤掉夹带的甲醇，或作为额外的原料至反应器中被再利用/再处理。
回流鼓118中的液体甲醇被分流到回流流132(其返回到LP部分106以促进甲醇和CO2从水中蒸馏)和LP部分甲醇产物流134(其可如之前的实施方式被处置)中。
MP部分108将流140的内容物分离成产物甲醇和废水。由于粗甲醇流102中含有的CO2被隔离在LP部分106的塔顶料流中，因此基本上没有CO2夹带在料流140中。再沸器122在MP部分108的底部处提供负荷。废水产物在MP部分108的底部处获得，并通过料流124被处置。回流鼓120接收MP部分108的冷凝的塔顶料流，并将冷凝的塔顶料流分流成回流流138(其返回到MP部分108)和MP部分甲醇产物流136(其与LP部分甲醇产物流134合并)。合并的甲醇产物流130可以送至界区、存储或其他处置。在该实施方式中，MP部分108不包括气提单元，因为基本上没有CO2夹带在料流140中，且符合规格的甲醇产物在料流136中获得，无需专门的去除CO2的单元。
在本公开的替代实施方式中，第二气提单元可以以与气提部分116附接在LP部分回流鼓118处的相同的方式连接到MP部分回流鼓120。来自料流126的分流或单独的料流将载气引入与MP部分回流鼓120连接的第二气提单元，且从来自MP部分108的冷凝的塔顶料流移除的包括载气和任何CO2的废物流加入到至界区的废气流128，洗涤或再循环。例如，可以使用该实施方式来确保可能夹带至MP部分108中的任何痕量CO2从MP部分甲醇产物中消除。这在生产特别高纯度的甲醇的配置中可能是需要的。
例如，如果料流140包括测线流而不是底部流，或者如果粗甲醇流102被进料到MP部分108而不是LP部分106，则该实施方式可能是有利的。第二气提单元可以整体连接到回流鼓120，也可以是单独的，如图2所示的实施方式。此外，在某些实施方式中，将粗甲醇流102在MP部分108处的位置处进料至分馏塔104可能是有利的，在这种情况下，在MP部分108上的第二气提单元是可取的。
在本公开的其他实施方式中，气提部分116可能与LP部分回流鼓118不同，如图2所示的实施方式。
通过提供所示实施方式的特征，有利地解决了分离工艺需要大量能源和因此产生不必要排放的问题，由于分流塔布置通过将分别在单个装置中的LP部分106和MP部分108的再沸器和冷凝器集成在一起而减少了所需的负荷。
机械蒸汽再压缩或热泵蒸馏
在某些应用中，可用的热量和/或蒸汽(其通常用于提供再沸器负荷)是有限的；例如，某些工艺可能没有很高的放热，并因此不会产生用于生成可用来为其他工艺提供热量的蒸汽的大量废热。在这样的应用中，且通常在蒸馏中，需要最小化热需求的分离部分，诸如在再沸器中，以避免与为弥补从工艺的热部分中回收的热的蒸汽产生相关的资本和运行成本。此外，需要通过减少进行分离操作所需的单元的尺寸和数量来最小化资本成本。
在图5所示的本公开的另一实施方式中，分离部分200利用机械蒸汽再压缩来进一步增强分离工艺的热力学效率。基本上仅包含甲醇、水和CO2的粗甲醇流202被进料至分馏塔204，分馏塔204以类似于图4的实施方式的分流塔布置来布置。顶部或LP部分206与底部或MP部分208在蒸汽冷凝器210处热集成，蒸汽冷凝器210冷凝MP部分208的塔顶料流并使LP部分206的塔底料流再沸，提高了总体效率。在MP部分208中的最佳位置处接收粗甲醇流202。在替代的实施方式中，可以在LP部分206中的最佳位置处接收粗甲醇流202。
LP部分206和MP部分208进一步通过料流240和242连接，其作用是提供物料平衡，并特别地在料流242的情况下，为LP部分206提供回流，从而消除对从LP部分206的塔顶料流中的单独的回流流的需要。在料流244中从LP部分206的底部移除废水产物。
与前面的实施方式一样，冷凝器212将LP部分206的塔顶料流冷凝，并将冷凝的塔顶料流进料至集成的气提器/回流鼓214。集成的气提器/回流鼓214包括气提单元216和鼓218，气提单元216配置为通过从料流226引入载气选择性地从甲醇产物中去除CO2。如前面的实施方式中，气提单元216和鼓218可以替代地是不同的单元(如图2的实施方式所示)，且气提单元216可以位于鼓218的下游，如图3的实施方式所示。在其他实施方式中，气提单元216可以是气体分布器，如图1所示的实施方式。
来自集成的气提器/回流鼓214的CO2和载气在废气流228中被处置，废气流228可在大气排放之前洗涤掉夹带的甲醇，和/或作为反应器的额外原料被再利用/再处理。回流鼓218中剩余的液体通过料流220进料，与来自MP部分208的甲醇产物结合以递送符合规格的甲醇产物230。因为料流242提供来自MP部分208的回流，所以回流流不需要从LP部分206塔顶料流返回到LP部分206。因此，LP部分206塔顶料流的所需流量减少，且冷凝器212的所需尺寸以及通过冷却水去除的负荷也相应减少。这有利地降低了资本和运行成本以及排放。在某些这样的实施方式中，可以省略鼓218。
来自MP部分208的塔顶料流在蒸气冷凝器210中冷凝，并在鼓222中收集。从鼓222，回流流234可通向MP部分208，且甲醇产物流230可连接到甲醇产物流220。
来自LP部分206的侧线馏出物被进料至机械蒸汽再压缩压缩机(MVR压缩机)236，该压缩机将侧线馏出物压缩至适合于MP部分208的操作压力，从而也提高了侧线馏出物的温度。再压缩的侧线馏出物238被进料到MP部分208，优选地在MP部分208的底部附近的位置处。在该实施方式中，再压缩的侧线馏出物238完全取代了MP部分208的再沸器，因为被压缩的侧线馏出物的增加的焓足以提供使MP部分208和因而LP部分206再沸所必需的负荷。与通过再沸器单元提供负荷相比，通过MVR压缩机236增加的此负荷实现了提高的热力学效率并降低了资本成本。
料流的再压缩可因此有利地利用压缩机工作来提高一部分的工艺流(诸如来自塔206的侧线馏出物)的压力和相应地温度，用于比通过常规再沸器(特别是利用蒸汽作为热源的再沸器)向工艺添加热更有效地提供再沸器负荷，并伴随较少的排放。使用压缩机将现有蒸汽流再压缩到更高的温度和压力，有利地绕开了由于锅炉给水和加压蒸汽之间的高焓差而导致的从锅炉给水的蒸汽产生中固有的相变效率低下。因此，与传统的再沸器相比，机械蒸汽再压缩以显著更低的能量输入获得了所需的温度和压力增加。
通过将再压缩的侧线馏出物238直接进料到MP部分208的底部来代替再沸器和与之相关的换热器低效率来进一步提高机械蒸汽再压缩的效率。通过与分馏塔204的内容物直接相互作用，再压缩的侧线馏出物238可以更有效地将热量传递到MP部分208。这种布置通过将再沸器及其相关的能量输入替换为直接向MP部分208的内容物添加热的再压缩的工艺流，从而减少了加热负荷和资本成本。
因此，机械蒸汽再压缩的使用，通过利用例如侧线馏出物的机械蒸汽再压缩减少热量需求和资本成本，从而解决了蒸馏和其他工艺操作需要增加热量的问题，该问题导致排放增加。
在根据图6所示的本公开的替代的实施方式中，可以在分馏塔的塔顶处提供双冷凝器布置。粗甲醇产物可以在分馏塔(未示出)中与水和其他重副产物(如果有)分离，其中塔顶料流302从分馏塔传导至第一和第二冷凝器312A、312B。塔顶料流302可以首先被冷凝至第一冷凝器312A中的第一温度，其中一部分塔顶料流302在第一冷凝器312A中被冷却至液态，且一部分塔顶料流302保持为气态。第一冷凝器312A可以通过在料流311A中引入并在料流313A中移除的冷却水、制冷剂或任何其他合适的介质来提供传热。
在第一冷凝器312A中冷却之后保持为气态的那部分塔顶料流302在料流304中被引导至回收装置或第二冷凝器312B，在那里其可以被在管线311B中引入并在管线313B中移除的第二介质冷却/冷凝。与第一冷凝器312A一样，第二冷凝/冷却介质可以包括以配置为产生第二冷凝器312B中所需的冷凝量的流量、温度和压力提供的冷却水、制冷剂或任何其他合适的介质。
在第一冷凝器312A中被冷凝成液态的那部分塔顶料流302可以在料流306中被引导至气提塔316。类似地，在第二冷凝器312B中被冷凝成液态的那部分塔顶料流302可以在料流308中被引导至气提塔316。料流306、308可以以相同的高度或不同的高度添加到气提塔316，或者可以混合在一起然后添加到气提塔316。由于在第一冷凝器312A中冷凝的塔顶料流302的量，第二冷凝器312B相对于第一冷凝器312A可能具有减小的尺寸，从而降低了资本费用。
图6的实施方式可以布置为以单冷凝器模式或双冷凝器模式操作。阀307可以布置在料流304上，使得如果阀关闭，则系统可以以单冷凝器模式操作，其中，离开第一冷凝器312A的塔顶料流302的气态部分和在料流305中离开气提塔316的气提气通过料流309排出，并可以再循环、排向大气或以其他方式处置。
如果阀307打开，则系统可以以双冷凝器模式操作，其中，在料流304中离开第一冷凝器314的塔顶料流302的气态部分和在料流305中离开气提塔316的气提气被传导至第二冷凝器312B以进行进一步冷凝。提供了排气管线310来处置在塔顶料流302和气提气已在第二冷凝器312B中被进一步冷凝之后剩余的气体，以再循环、排向大气或以其他方式处置。
气提塔316可形成为填料塔，其中散堆填料350促成更大的表面积，在其上塔顶料流302的液体部分可以与气提气(如前面实施方式中所讨论的，诸如H2、N2或任何其他合适的气提气)相接触。气提气可以通过管线314引入，管线314可配置成从气提塔316的底部附近进入其中，允许气提气上升通过散堆填料350，同时塔顶料流302的液体部分向下流过气提塔316，以合适的量、温度和压力提供气提气以实现对塔顶料流302的液体部分中夹带的CO2的所需分离。在替代的实施方式中，气提塔316可布置为板式塔或任何其它合适构造的分离单元，且气提气在任何合适的位置处被进料到气提塔316。
气提气和气提的CO2及其它气体可通过管线305离开气提塔316，然后进入管线304。离开气提塔316的气提气中包含的任何夹带的气体，包括甲醇，可以进料至第二冷凝器312B以将任何夹带的甲醇产物从气提气中冷凝出来，而无需冷凝太多以免导致管线308中的液体部分中不期望的CO2夹带程度。
因此，可以选择第一和第二冷凝器312A、312B的运行温度以最优化在第一和第二冷凝器312A、312B中冷凝的甲醇的量，而不降低塔顶料流302和其组分的温度至在冷凝器312A、312B中产生的液体产物中夹带不期望程度的CO2的程度。没有冷凝成液体并返回气提塔316的流体通过管线310被排放、再循环或进行其他处置。
塔顶料流302的液体部分，现已气提出了CO2，可以流至回流鼓318，用泵320操作以将塔顶料流302的液体部分通过管线332传导至分馏塔作为回流，或通过阀322和管线334传导至甲醇产物处置设施。回流的量可以基于分馏塔来确定，特别是基于所需的回流比来确定。
在替代的布置中，气提气可以在回流鼓318处提供，气提气和气提的CO2布置为通过连接回流鼓至气提塔的管线向上流动，塔顶料流302的液体部分通过相同管线向下流动，可布置为自排出式的流动。所述实施方式并非限制性的，而是可以在本公开的精神和范围内改变设备、料流和其他组件。
通过提供包括分馏塔的分离部分，该分馏塔在塔顶产物或料流处布置有气提单元，从而简化了纯化甲醇产物流的工艺，并实现了资本和运行成本的节约，这是因为可以省去专用的轻馏分分馏塔和相关设备。该气提单元可以有效地去除CO2和其他组分，而无需使用添加的热量和分馏系统，同时实现了热力学提高或与热力学提高相结合。
氘代甲醇生产和氘回收
在本公开的替代的实施方式中，用于分离气体的系统可以布置成分离氘代甲醇形成工艺的副产物。氘代甲醇作为氘代药物制备中的中间体的前体越来越受到人们的关注，且它也是一种有价值的溶剂，经常用于核磁共振(NMR)光谱分析和其他处置方式。在前面描述的反应1和2中，氘可以作为氢的替代原料提供至反应器，结果由CO2和氘形成氘代甲醇、氘代(“重”)水、未反应的原料和其他轻馏分副产物。根据本公开通过在塔顶处使用气提塔，可以对用于分离气体的系统进行修改，使得能够从反应器流出物中的粗氘代甲醇中回收和再循环未反应的氘。
根据本公开，在分馏塔底部回收的重水可以在电解器中处理，以将重水分离成氧和氘。然后，氘可以作为反应器原料再循环，用质量控制器确保适当比例的反应物进料至反应器。包括氘代甲醇的分馏塔塔顶产物可以根据本公开的实施方式进行分离，使用布置在分馏塔塔顶处的气提塔来去除CO2和其他轻馏分副产物和污染物，而不需要专门的轻馏分塔，如本文所述。气提气可以是N2、O2、蒸汽、氘或任何其他合适的气体。
从粗甲醇产物中回收的未反应的原料和气提气随后可有利地作为原料再循环至反应器中，用上述质量控制器确保适当比例的反应物进料至反应器。
蒸汽冷凝器换热器的选择
分离工艺的热力学效率在很大程度上取决于如图4和5的分流塔实施方式所示的蒸汽冷凝器中热量交换的效率，因为传热效率与分离塔的MP部分中为了向LP部分提供足够的再沸器负荷而所需的压力呈负相关。蒸汽冷凝器中的传热效率越高，MP部分足以向LP部分提供再沸器负荷而所需的压力就越低。MP部分中较低的压力意味着分离有更好的热力学效率(较低的再沸器负荷或机械蒸汽再压缩功)和较低的资本成本(因为塔壁可以更薄)。因此，需要蒸汽冷凝器中的热交换的效率最大化以便最小化MP部分的操作压力。
釜式再沸器在现有工艺中是典型的，且其允许在相对紧凑的设计中传递大量的负荷，通常在加热和冷却介质之间具有约10℃的温差(approach temperature)。如此大的温差不幸地导致了传热效率低下，并因此效率较低且资本成本较高，这是因为MP部分中的压力需要更高以便为LP部分提供再沸器负荷。这导致塔更加昂贵(因为需要较厚的壁来承受较高的压力)，且在MP部分中需要增加的再沸器负荷以保持较高的压力和温度。因而能量消耗和相应地排放也会增加。
在本公开的某些实施方式中，图4和5(分别为110、210)所示的分流塔实施方式的蒸汽冷凝器不是釜式再沸器，而是热虹吸型换热器或降膜蒸发器型换热器。热虹吸型换热器或降膜蒸发器型换热器均能够提高热力学效率，因为两者中的温差(～1°)均低于釜式再沸器中的温差(～10°)。通过减少温差，降低了MP部分所需的操作压力，因为MP部分不需要达到较高的T，而对于较高温差则需要达到较高的T。由此得到的MP部分的较低压力也减少了能量消耗和排放。
因此，使用热虹吸型或降膜蒸发器型换热器有利地解决了蒸汽冷凝器不能提供足够接近的温差的问题，并优化了MP部分的操作条件，以获得最大的热力学效率。
反应器设计
反应器设计在甲醇合成和任何化学工艺中对于保持催化剂寿命、实现可接受的产物率和质量以及控制工艺条件都是非常重要的。现有的甲醇合成设施通常包括沸水反应器，其昂贵且复杂，但由于甲醇合成的放热性质，需要其来处理较大的温度峰值。
现有的甲醇合成设施中的替代反应器通常包括绝热反应器或冷激式反应器，它们比沸水反应器便宜，但效率低，且需要使用多个反应器才能达到可接受的转化率。现有的设施通常需要多个反应器，无论是反应器或沸水反应器、绝热反应器还是沸水反应器和绝热反应器的组合。
现有的反应器设计，由于甲醇合成和其他放热过程中通常出现高温，还会遇到催化剂烧结的问题，其中通常晶体状的催化剂由于高热会回复到其聚集状态。烧结减少了催化剂的有效寿命，导致成本增加，因为必须中断设施和工艺以使其移除、再生和替换催化剂，或者替代地，由于为了允许在不关闭设施的情况下置换催化剂而必须安装冗余反应器系统，因此增加了成本。
现有的反应器设计通常包括反应器中心的空心部分，其用于在结构上支撑催化剂的重量，例如通过提供额外的机械结构或支撑。不幸的是，这造成了催化剂、反应物和冷却管(在管式冷却反应器中)分布不均匀。
因此，需要允许使用单管冷却反应器的反应器(和反应套件)，以最小化资本成本、技术复杂性(和相应地维修成本和故障时间)和运行费用。
通过选择反应1和2来合成甲醇解决了上述问题，其结果是比现有的甲醇合成反应套件更低的热剖面(概况、分布、heat profile)。由于较低的热剖面，因而不再需要沸水反应器来控制反应器的温度。因此，管式冷却反应器足以控制由反应1和2产生的温度。此外，由于单管冷却反应器的运行温度较低，其比绝热反应器更有效率，且不需要串联多个反应器来实现充分转化，因此单管冷却反应器就足以生产所需的甲醇产物。因此，通过选择反应1和2，单管冷却反应器可以有利地用于实现所需的甲醇生产。
在图7所示的本公开的实施方式中，示出了用于将CO2转化为甲醇的反应器400的横截面。在管式冷却反应器的改进设计中，在催化剂支撑板420上增加了新管410。增加管410有助于在反应器400中更有效和均匀地分布热量。更均匀的热分布防止了热点，并因此最大限度地减少了催化剂烧结，从而延长了再生之间催化剂的可使用寿命。
在图8所示的本公开的另一实施方式中，提供了改进的催化剂床500，其中管510以均匀的分布穿过催化剂床，以产生均匀的热分布。此外，穿孔520还提供了均匀的催化剂混合。

Claims (19)

1.一种用于从工艺流中分离气体的系统，所述系统包括：
反应器，配置为进行产生所述工艺流的化学工艺；
分离单元，配置为接收来自所述化学工艺的所述工艺流，并配置为分离所述工艺流，所述分离单元包括至少一个换热器，所述至少一个换热器位于所述分离单元的顶部并从所述分离单元的顶部接收所述工艺流的顶部流，所述至少一个换热器配置为冷凝所述工艺流的顶部流；以及
至少一个气提单元，配置为从所述至少一个换热器接收冷凝的所述工艺流的顶部流，并配置为通过向其中引入至少一种气提流体来从所述冷凝的工艺流的顶部流中移除所述气体，
其中所述工艺流从仅将H2和CO2流作为新鲜原料进行反应的甲醇合成反应中生成。
2.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述工艺流基本上只包括CO2、水和甲醇。
3.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一种气提流体是气态N2。
4.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一种气提流体是H2。
5.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一种气提流体和分离的气体被再循环至所述反应器的前端。
6.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一种气提流体是单独的化学工艺的再循环流。
7.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述分离单元是分馏单元。
8.根据权利要求2所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个气提单元包括气体分布器单元。
9.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，还包括至少一个鼓，所述至少一个鼓配置为在所述冷凝的工艺流的顶部流已被所述至少一个气提单元接收之后接收所述冷凝的工艺流的顶部流。
10.根据权利要求9所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个鼓是连接到分离单元的回流鼓，并配置为积聚所述冷凝的工艺流的顶部流。
11.根据权利要求9所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个气提单元和所述至少一个鼓是整体连接的。
12.根据权利要求9所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个气提单元将所述至少一种气提流体引入到所述至少一个鼓内的所述冷凝的工艺流的顶部流中。
13.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述分离单元是包括较高压塔和较低压塔的分流塔，所述较高压塔和所述较低压塔中的每个还包括至少一个换热器，所述至少一个换热器位于其各自塔的顶部并配置为接收其顶部工艺流。
14.根据权利要求13所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个气提单元仅位于所述较低压塔的顶部。
15.根据权利要求13所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述至少一个气提单元位于所述较低压塔的顶部，且第二气提器位于所述较高压塔的顶部。
16.根据权利要求1所述的用于从工艺流中分离气体的系统，其中，所述工艺流包括氘代甲醇，且从仅将CO2和氘作为新鲜原料进行反应的甲醇合成反应中生成。
17.根据权利要求16所述的用于从工艺流中分离气体的系统，还包括电解器，其中，所述工艺流还包括重水，且所述重水从所述分离单元中获得，并在所述电解器中电解以形成额外的氘原料。
18.一种用于从工艺流中分离气体的系统，所述系统包括：
反应器，配置为进行产生所述工艺流的化学工艺，所述工艺流基本上只包括甲醇、CO2和水；
分馏单元，配置为接收来自所述反应器的所述工艺流，所述分馏单元包括至少一个换热器，所述至少一个换热器位于所述分馏单元的顶部并从所述分馏单元的顶部接收所述工艺流的顶部流，所述至少一个换热器配置为冷凝所述工艺流的顶部流；以及
至少一个气提单元，配置为在所述至少一个换热器之后接收冷凝的所述工艺流的顶部流，并配置为通过向其中引入至少一种气提流体来从所述冷凝的工艺流的顶部流中移除所述气体；以及
回流鼓，连接到所述分馏单元并配置为积聚所述冷凝的工艺流的顶部流并将所述积聚的冷凝的工艺流的顶部流的一部分返回到所述分馏单元；
所述至少一个气提单元包括气体分布器单元；
所述气体分布器单元和回流鼓是整体成型的，所述气体分布器单元配置为将所述至少一种气提流体引入所述回流鼓内积聚的工艺流的顶部流中。
19.一种用于从工艺流中分离气体的系统，所述系统包括：
产生所述工艺流的反应器；
分馏单元，配置为接收和分离所述工艺流的组分，并在所述分馏单元的顶部包括换热器，所述换热器配置为冷凝所述工艺流的顶部流；以及
气提单元，配置为将至少一种气提流体引入冷凝的所述工艺流的顶部流中，
其中所述工艺流从仅将H2和CO2流作为新鲜原料进行反应的甲醇合成反应中生成。
CN201880028659.4A 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统 Active CN110582336B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202110686464.2A CN113577812B (zh) 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统和方法

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201762594320P 2017-12-04 2017-12-04
US62/594,320 2017-12-04
PCT/IB2018/059633 WO2019111155A1 (en) 2017-12-04 2018-12-04 System for separating dissolved gas by distillation and stripping

Related Child Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110686464.2A Division CN113577812B (zh) 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统和方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN110582336A CN110582336A (zh) 2019-12-17
CN110582336B true CN110582336B (zh) 2021-10-22

Family

ID=65013735

Family Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110686464.2A Active CN113577812B (zh) 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统和方法
CN201880028659.4A Active CN110582336B (zh) 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统

Family Applications Before (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202110686464.2A Active CN113577812B (zh) 2017-12-04 2018-12-04 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统和方法

Country Status (4)

Country Link
US (3) US10960349B2 (zh)
EP (1) EP3624914A1 (zh)
CN (2) CN113577812B (zh)
WO (1) WO2019111155A1 (zh)

Families Citing this family (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
PL3476459T3 (pl) * 2017-10-24 2021-04-19 L'air Liquide, Société Anonyme pour l'Étude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude Instalacja i sposób oddzielania zawierających siarkę składników z obciążonego metanolu
CN115175757A (zh) 2020-01-24 2022-10-11 碳回收国际公司 负荷跟随反应器系统、相关设备及其操作方法
KR20220045372A (ko) * 2020-10-05 2022-04-12 주식회사 엘지화학 스트리핑 장치 및 스트리핑 방법
WO2022153214A1 (en) 2021-01-15 2022-07-21 Cri, Ehf Methanol synthesis reactor
US20220349069A1 (en) * 2021-04-28 2022-11-03 Messer Industries Usa, Inc. Argon stripping from water for high purity hydrogen and oxygen production
DE102021004050A1 (de) 2021-08-05 2023-02-09 Messer Se & Co. Kgaa Vorrichtung und Verfahren zum Trennen von Fluidgemischen
AU2023215827A1 (en) 2022-02-01 2024-07-04 CRI, hf Heat integration
CN114749002B (zh) * 2022-04-20 2024-03-29 天津大学 浓盐酸反应吸收三聚氰胺尾气系统和方法

Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5779861A (en) * 1993-09-03 1998-07-14 Farmland Industries, Inc. Method for treating process condensate
CN1362393A (zh) * 2000-12-28 2002-08-07 三菱重工业株式会社 利用生物质材料制备甲醇的方法和装置
CN102471193A (zh) * 2009-07-23 2012-05-23 鲁奇有限责任公司 用于生产甲醇的设备和方法
WO2013144041A1 (en) * 2012-03-28 2013-10-03 Akzo Nobel Chemicals International B.V. Continuous process for the preparation of methanol by hydrogenation of carbon dioxide
CN104370700A (zh) * 2014-11-11 2015-02-25 唐山中润煤化工有限公司 焦炉煤气制甲醇工艺中粗醇溶解气的回用系统和方法
CN204569775U (zh) * 2015-03-19 2015-08-19 宁波金远东石化工程技术有限公司 制备甲醇的装置
CN205803360U (zh) * 2016-06-28 2016-12-14 河北旭阳焦化有限公司 甲醇回收装置
CN206081707U (zh) * 2016-10-12 2017-04-12 宁夏佰斯特医药化工有限公司 一种甲醇精馏塔
JP6538595B2 (ja) * 2015-09-15 2019-07-03 株式会社東芝 還元物生産システム

Family Cites Families (31)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2549290A (en) * 1948-07-19 1951-04-17 Allied Chem & Dye Corp Purification of crude synthetic methanol
US2727367A (en) * 1955-04-21 1955-12-20 Standard Oil Co Liquified petroleum gas production
US3872025A (en) 1969-10-31 1975-03-18 Bethlehem Steel Corp Production and utilization of synthesis gas
DE2227071C2 (de) * 1972-06-03 1985-10-17 Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zum Reinigen technischer Brenn- und Synthesegase
US4002525A (en) * 1975-03-13 1977-01-11 Flambeau Paper Company Chemical recovery from waste liquors utilizing indirect heat exchangers in multi-stage evaporation plus contact steam stripping
US4372755A (en) * 1978-07-27 1983-02-08 Enrecon, Inc. Production of a fuel gas with a stabilized metal carbide catalyst
US4428799A (en) * 1981-12-16 1984-01-31 Resources Conservation Co. Production of concentrated alcohol and distillery slop
GB2158435B (en) 1984-04-19 1987-10-28 Humphreys & Glasgow Ltd Methanol production process with stripping of carbon dioxide
GB8512562D0 (en) 1985-05-17 1985-06-19 Boc Group Plc Liquid-vapour contact method
FR2583988B1 (fr) 1985-06-28 1989-10-27 Inst Francais Du Petrole Procede de distillation avec recuperation d'energie par recompression de vapeur a l'aide d'un ejecteur
EP0550242B1 (en) * 1991-12-30 1996-11-20 Texaco Development Corporation Processing of synthesis gas
US5715706A (en) 1993-04-30 1998-02-10 The Boc Group Plc Air separation
US5346593A (en) 1993-06-18 1994-09-13 The M. W. Kellogg Company Intermediate reboiler for a methanol plant
KR100391121B1 (ko) * 2000-12-11 2003-07-16 김현영 고분자 유기물의 가스화 방법 및 장치
ZA200202509B (en) * 2001-04-06 2002-10-24 Rohm & Haas Improved process for ammonia recovery.
RS20060418A (en) 2004-01-22 2008-09-29 Acetex (Cyprus) Limited, Integrated process for acetic acid and methanol
US7479468B2 (en) 2004-04-15 2009-01-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Integrating an air separation unit into an oxygenate-to-olefins reaction system
WO2007108014A1 (en) 2006-03-20 2007-09-27 Cri Ehf Process for producing liquid fuel from carbon dioxide and water
US7999142B2 (en) * 2007-09-20 2011-08-16 Uop Llc Production of diesel fuel from biorenewable feedstocks
US20090188867A1 (en) * 2008-01-30 2009-07-30 Dinh-Cuong Vuong Methods and systems for processing waste water
KR101068995B1 (ko) 2008-12-08 2011-09-30 현대중공업 주식회사 메탄, 수증기 및 이산화탄소를 혼합 개질반응하여 생성된 합성가스를 이용한 메탄올의 합성방법
US8486165B2 (en) * 2010-02-26 2013-07-16 General Electric Company Heat recovery in black water flash systems
ES2749853T3 (es) * 2010-10-29 2020-03-24 Mecs Inc Recuperación regenerativa de dióxido de azufre de efluentes gaseosos
CN102719289B (zh) 2012-06-21 2014-05-07 新地能源工程技术有限公司 一种焦炉煤气制lng并联产氢气的工艺方法
KR102077344B1 (ko) * 2013-08-13 2020-02-13 한국전력공사 이산화탄소 분리 및 제거 장치
JP6289112B2 (ja) 2014-01-17 2018-03-07 東洋エンジニアリング株式会社 蒸留塔
CN104031710B (zh) 2014-06-27 2016-06-22 中国海洋石油总公司 一种利用焦炉气生产液化天然气的工艺
CN104208983B (zh) * 2014-09-09 2016-03-16 中科合成油技术有限公司 煤基间接液化费托合成尾气的脱碳方法
US10464867B2 (en) * 2014-10-31 2019-11-05 Lg Chem, Ltd. Distillation method
JP2016215174A (ja) * 2015-05-26 2016-12-22 株式会社東芝 二酸化炭素回収システムおよび二酸化炭素回収システムの運転方法
US10526545B2 (en) * 2016-10-28 2020-01-07 Uop Llc Processes for stripping contaminants from multiple effluent streams

Patent Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5779861A (en) * 1993-09-03 1998-07-14 Farmland Industries, Inc. Method for treating process condensate
CN1362393A (zh) * 2000-12-28 2002-08-07 三菱重工业株式会社 利用生物质材料制备甲醇的方法和装置
CN102471193A (zh) * 2009-07-23 2012-05-23 鲁奇有限责任公司 用于生产甲醇的设备和方法
WO2013144041A1 (en) * 2012-03-28 2013-10-03 Akzo Nobel Chemicals International B.V. Continuous process for the preparation of methanol by hydrogenation of carbon dioxide
CN104370700A (zh) * 2014-11-11 2015-02-25 唐山中润煤化工有限公司 焦炉煤气制甲醇工艺中粗醇溶解气的回用系统和方法
CN204569775U (zh) * 2015-03-19 2015-08-19 宁波金远东石化工程技术有限公司 制备甲醇的装置
JP6538595B2 (ja) * 2015-09-15 2019-07-03 株式会社東芝 還元物生産システム
CN205803360U (zh) * 2016-06-28 2016-12-14 河北旭阳焦化有限公司 甲醇回收装置
CN206081707U (zh) * 2016-10-12 2017-04-12 宁夏佰斯特医药化工有限公司 一种甲醇精馏塔

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
甲醇精馏工艺流程分析;田旭 等;《小氮肥》;20111130;第39卷(第11期);1-5 *

Also Published As

Publication number Publication date
WO2019111155A1 (en) 2019-06-13
CN113577812B (zh) 2023-03-17
EP3624914A1 (en) 2020-03-25
US20230211283A1 (en) 2023-07-06
US20210197121A1 (en) 2021-07-01
US20190168155A1 (en) 2019-06-06
CN113577812A (zh) 2021-11-02
CN110582336A (zh) 2019-12-17
US10960349B2 (en) 2021-03-30
US11628399B2 (en) 2023-04-18

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN110582336B (zh) 用于通过蒸馏和气提来分离溶解的气体的系统
Marlin et al. Process advantages of direct CO2 to methanol synthesis
CN113993816B (zh) 可再生能量在氨合成中的使用
CN112638849B (zh) 在没有二氧化碳排放下由合成气制备甲醇的方法
RU2127720C1 (ru) Синергетический способ производства метанола (варианты)
AU667434B2 (en) Fusel oil stripping
EP2831025B1 (en) Continuous process for the preparation of methanol by hydrogenation of carbon dioxide
JPH0748298A (ja) メタノール合成プラント用の中間リボイラー
US20150133701A1 (en) Integrated Steam Methane Reformer and Hydrogenation of Acetic Acid to Produce Ethanol
Martín et al. Water–energy nexus in biofuels production and renewable based power
TWI652249B (zh) 整合的丙烷脫氫方法與系統
CN108558603A (zh) 一种三塔三效的粗甲醇精制工艺方法
Amos Biological water-gas shift conversion of carbon monoxide to hydrogen: Milestone completion report
KR101820639B1 (ko) 페놀로부터 사이클로헥산온을 생산하기 위한 공정
CN102471194A (zh) 用于生产甲醇和二甲醚的方法和装置
JP2003119168A (ja) ジメチルカーボネートの製造方法
EP4197993A1 (en) Integrated plant and process for the production of methanol from carbon dioxide and hydrogen
JP2001122812A (ja) メタノール製造装置及び製造方法
Kiss et al. Process intensification alternatives in the DME production
Ghannadzadeh et al. Cleaner production of purified terephthalic and isophthalic acids through exergy analysis
ES2690874T3 (es) Un proceso para renovar una planta para la producción de ciclohexanona
RU2769515C1 (ru) Способ и установка для получения чистого метанола
JP2007246486A (ja) メタノールの製造装置および製造方法
CN113272410A (zh) 由废弃物生产生物甲烷的方法和设备
JP2020171916A (ja) 低温適用で発酵ブロスからエタノールを分離する統合されたプロセス

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant