ES2910823T3 - Proceso y aparato para producir monóxido de carbono - Google Patents

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Minish Shah
Bryan Kalp
Gary Fenner
Sameer Parvathikar
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Abstract

Un método para la separación de monóxido de carbono e hidrógeno a partir de una materia prima de gas de síntesis, que comprende: enfriar y condensar parcialmente la materia (1) prima de gas de síntesis que contiene monóxido de carbono e hidrógeno en un intercambiador (110) de calor primario para producir una corriente (10) de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente; separar la corriente (10) de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente en una primera corriente (11) de vapor rica en hidrógeno y una primera corriente (12) líquida rica en monóxido de carbono en un separador (120) de alta presión; alimentar la primera corriente (12) líquida rica en monóxido de carbono a una columna (130) de retirada de hidrógeno que funciona a una presión menor que la del separador (120) de alta presión, en donde una segunda corriente (13) de vapor rica en hidrógeno se separa de una segunda corriente (14) rica en monóxido de carbono; dividir dicha segunda corriente (14) rica en monóxido de carbono en dos porciones en donde una primera porción de la segunda corriente (16) rica en monóxido de carbono se vaporiza al menos parcialmente en el intercambiador (110) de calor primario y proporcionar una segunda porción de la segunda corriente (15) rica en monóxido de carbono en donde ambas porciones se introducen en una columna (160) de monóxido de carbono/metano para separar una corriente (18) de vapor de monóxido de carbono purificada de una corriente (19) líquida rica en metano; dividir una parte de la materia (2) prima de gas de síntesis enfriada antes de la separación de fases de la misma para proporcionar capacidad de reebullición a un rehervidor (170) de columna de monóxido de carbono/metano y condensar parcialmente la porción de la materia (2) prima de gas de síntesis enfriada en el rehervidor (170) de columna de monóxido de carbono/metano; y dirigir dicha primera porción (3) condensada parcialmente de la materia (2) prima de gas de síntesis condensada parcialmente a un separador (150) de fases y separar una tercera fracción (5) de corriente de alimentación de vapor, en donde al menos una porción de la misma se dirige como una cuarta fracción (6) de corriente de vapor a un rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno que está en comunicación con dicha columna (130) de retirada de hidrógeno que proporciona capacidad de reebullición a dicho rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno.

Description

DESCRIPCIÓN
Proceso y aparato para producir monóxido de carbono
Campo de la invención
La presente invención se refiere a un método de separación de monóxido de carbono de un gas de síntesis que contiene hidrógeno, monóxido de carbono, metano, agua y dióxido de carbono. Más específicamente, la invención se refiere a un método de separación de monóxido de carbono a partir de mezclas de gas de síntesis con un bajo contenido de metano mediante medios criogénicos donde generalmente se emplea un ciclo de condensación parcial, y más específicamente para proporcionar capacidades de reebullición para una columna de destilación o un separador usado para retirar el hidrógeno del monóxido de carbono y una columna de destilación independiente usada para separar el monóxido de carbono y el metano.
Antecedentes de la invención
Descripción de la técnica relacionada
Hidrocarburos tales como gas natural, nafta, gas licuado de petróleo (GLP) pueden convertirse catalíticamente con vapor de agua para obtener un gas de síntesis (es decir, una mezcla de hidrógeno (H2) y monóxido de carbono (CO), metano (CH4), agua (H2O) dióxido de carbono (CO2) denominado comúnmente “gas de síntesis” ). Este proceso denominado de reformado de metano con vapor de agua se conoce bien, y se usa típicamente para obtener gas de síntesis, que se utiliza en última instancia en la producción de hidrógeno o sustancias químicas, tales como metanol y amoniaco. Se conocen técnicas convencionales para la separación de CO del resto de los constituyentes del gas de síntesis. Por ejemplo, los métodos de purificación criogénica, tales como condensación parcial o lavado con metano líquido son técnicas bien conocidas. Otros procesos empleados para la purificación son procesos de adsorción tales como los de adsorción por oscilación de presión.
En una separación de mezcla gaseosa criogénica y no criogénica típica, tal como la descrita en la US-6.161.397 concedida a McNeil y col., la separación criogénica de una mezcla gaseosa de alimentación proporciona al menos un gas producto que contiene una relación molar deseada de hidrógeno y monóxido de carbono a partir de un gas de síntesis gaseoso que tiene una relación molar diferente. Sin embargo, el método y el aparato de esta patente describen un intercambiador de calor integrado con área fija pero no un control independiente de la cantidad de reebullición para ninguna de las separaciones de CO/H2 o CO/CH 4. El inconveniente de esta falta de control puede dar como resultado una mayor recirculación y compresión de las corrientes recirculadas, así como la necesidad de compresores más grandes.
La US- 6.266.976 concedida a Scharpf describe un ciclo de condensación parcial criogénico para producir CO purificado y opcionalmente H2 o gas de síntesis, donde el diseño requiere variar el nivel de líquido de funcionamiento en las columnas/separadores respectivos para influir en la velocidad de circulación de los rehervidores, ajustando de este modo la cantidad de reebullición para estas separaciones. El inconveniente de este método es que los niveles de funcionamiento de columna deben ajustarse para controlar la cantidad de reebullición con el fin de minimizar los flujos recirculados y los requisitos de dimensionamiento de equipos. Esto puede hacer que el sistema sea más susceptible a oscilaciones de nivel alto o bajo o posiblemente perder niveles de líquido completamente en el caso de un ajuste ascendente ya que las columnas no funcionan en un nivel de control óptimo.
La US- 6.070.430 de McNiel y col. describe la separación de CO a partir de mezclas gaseosas contaminadas con nitrógeno que contienen hidrógeno. El proceso incluye separar el contenido de nitrógeno y monóxido de carbono de una fracción líquida en una columna de destilación para proporcionar colas líquidas de monóxido de carbono liberadas por nitrógeno y productos de cabeza de vapor enriquecidos en nitrógeno; condensar al menos una porción de los productos de cabeza; y devolver al menos una porción de dichos productos de cabeza condensados a la columna de separación de nitrógeno como reflujo, la mejora es que la porción de productos de cabeza de vapor se condensa mediante intercambio de calor frente a una corriente de bomba de calor recirculada derivada de dicha mezcla gaseosa y que contiene hidrógeno y monóxido de carbono.
En el documento DE 43 25 513 A1 se describe un proceso para producir una corriente producto de CO y una corriente producto de H2 a partir del gas de síntesis. El gas de síntesis se enfría y se somete a una condensación parcial, produciendo una corriente de vapor enriquecida en H2 y una corriente líquida. La corriente líquida se introduce en una columna de retirada de H2 en donde se separa una segunda corriente rica en H2 y se extrae una corriente rica en CO de la parte inferior de la columna. La corriente rica en CO se divide en dos corrientes y se inyecta en dos ubicaciones diferentes en una columna de separación de CO/CH4. Una porción se vaporiza parcialmente en un intercambiador de calor. Parte de la materia prima de gas de síntesis enfriada se separa y se usa para proporcionar una reebullición para la columna de separación de CH4/CO y para la columna de retirada de hidrógeno.
Para superar los inconvenientes de la técnica relacionada, un objeto de la presente invención es proporcionar un proceso y un sistema que permitan el control directo e independiente de dos rehervidores asociados con la columna de retirada de hidrógeno y la columna de separación de CO/CH4, evitando de este modo la posibilidad de reebullición en exceso en la separación. Como esta corriente líquida con agotamiento de hidrógeno se usa para proporcionar una porción del enfriamiento en el extremo frío del intercambiador de calor primario, menores temperaturas facilitan el enfriamiento de la alimentación de gas de síntesis entrante, reduciendo las pérdidas de CO en la corriente de hidrógeno en bruto del separador de alta presión. El menor contenido de CO en el hidrógeno en bruto permite equipos de purificación de hidrógeno más pequeños y un menor flujo de gas de cola de la unidad de purificación de hidrógeno. A medida que la corriente de vapor rica en hidrógeno de la columna de retirada de hidrógeno y la corriente de gas de cola de la unidad de purificación de hidrógeno se comprimen y se recirculan de vuelta a la alimentación, minimizar estas corrientes disminuye el tamaño requerido del compresor de recirculación instalado y la potencia correspondiente requerida para comprimir estas corrientes, lo que ahorra gastos de capital y de funcionamiento.
Otra ventaja de la presente invención es que permite un control estricto de la reebullición de CO/CH4, dando como resultado el flujo de reflujo mínimo requerido. Proporcionar el flujo de reflujo mínimo requerido permite una reducción de la potencia y el tamaño del compresor de recirculación de monóxido de carbono, ahorrando de nuevo gastos de capital y de funcionamiento.
Otros objetos y aspectos de la presente descripción resultarán evidentes para el experto en la técnica tras la revisión de la memoria descriptiva, los dibujos y las reivindicaciones adjuntas a esto.
Resumen de la invención
La presente invención es un método para la separación de monóxido de carbono e hidrógeno de una materia prima de gas de síntesis tal como se define en la reivindicación 1. El método incluye:
enfriar y condensar parcialmente la materia prima de gas de síntesis que contiene monóxido de carbono e hidrógeno en un intercambiador de calor primario para producir una corriente de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente;
separar la corriente de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente en una primera corriente de vapor rica en hidrógeno y una primera corriente líquida rica en monóxido de carbono en un separador de alta presión;
alimentar la primera corriente líquida rica en monóxido de carbono a una columna de retirada de hidrógeno que funciona a una presión menor que la del separador de alta presión, en donde una segunda corriente de vapor rica en hidrógeno se separa de una segunda corriente rica en monóxido de carbono;
dividir la segunda corriente rica en monóxido de carbono en dos porciones en donde una primera porción de la segunda corriente rica en monóxido de carbono se vaporiza al menos parcialmente en el intercambiador de calor primario y proporcionar una segunda porción de la segunda corriente rica en monóxido de carbono en donde ambas porciones se introducen en una columna de monóxido de carbono/metano para separar una corriente de vapor de monóxido de carbono purificada de una corriente líquida rica en metano;
dividir una parte de la materia prima de gas de síntesis enfriada antes de la separación de fases de la misma para proporcionar capacidad de reebullición a un rehervidor de columna de monóxido de carbono/metano y condensar parcialmente la primera porción de la materia prima de gas de síntesis enfriada en el rehervidor de columna de monóxido de carbono/metano; y
dirigir dicha primera porción condensada parcialmente de la materia prima de gas de síntesis condensada parcialmente a un separador de fases y separar una tercera fracción de corriente de alimentación de vapor, en donde al menos una porción de la misma se dirige como una cuarta fracción de corriente de vapor a un rehervidor de columna de retirada de hidrógeno que está en comunicación con dicha columna de retirada de hidrógeno que proporciona capacidad de reebullición a dicho rehervidor de columna de retirada de hidrógeno.
Breve descripción de las figuras
Los objetos y las ventajas de la invención se comprenderán mejor a partir de la siguiente descripción detallada de las realizaciones preferidas de la misma en relación con las figuras adjuntas, en donde números similares indican las mismas características en toda la descripción y en donde:
La figura 1 es un diagrama de flujo de proceso de un ciclo de caja fría de condensación parcial según una realización ilustrativa de la invención;
la figura 2 ilustra el ciclo de caja fría de condensación parcial de la figura 1 con un sistema de refrigeración por nitrógeno líquido;
la figura 3 es un diagrama de flujo de proceso que ilustra otro ciclo de caja fría;
la figura 4 ilustra el ciclo de caja fría de condensación parcial de la figura 3 con un sistema de refrigeración por nitrógeno líquido; y
la figura 5 es un diagrama de flujo de proceso que ilustra otra realización del ciclo de caja fría de la presente invención.
Descripción detallada de la invención
La presente invención proporciona la separación criogénica de monóxido de carbono a partir de mezclas que contienen al menos hidrógeno, monóxido de carbono y metano, particularmente en casos donde el contenido de metano en la alimentación es bajo (< 2 %), y que necesita el uso de un ciclo de condensación parcial. Existen muchos tipos de procesos de producción que pueden usarse para producir una mezcla de gas de síntesis (es decir, el gas de síntesis de alimentación) que cumplen con esta memoria descriptiva, incluyendo la oxidación parcial y el reformado autotérmico. Debe enfriarse el gas de síntesis creado en estos procesos y debe retirase el CO 2 y agua a granel antes del pretratamiento adicional en un prepurificador.
Los aspectos importantes de la invención incluyen enfriar la corriente de gas de síntesis de alimentación entrante, separar el gas de síntesis de alimentación enfriado parcialmente de la corriente de alimentación primaria, y controlar el flujo dividido de corriente de alimentación para proporcionar calor de reebullición controlado. Una porción de corriente de gas de síntesis se divide a partir de la corriente de gas de síntesis de alimentación primaria parcialmente a través del intercambiador de calor principal. La corriente de alimentación enfriada separada se condensa parcialmente en primer lugar en un rehervidor para proporcionar calor para la separación de CO/CH4. El flujo de la fracción de corriente de alimentación dividida al rehervidor se controla para lograr la reebullición deseada para la separación de CO/CH4. La corriente de alimentación bifásica condensada parcialmente resultante se separa en una corriente líquida rica en CO y una corriente de vapor rica en H2. Al menos una porción de la corriente de vapor rica en H2 se divide de nuevo para proporcionar el flujo requerido para la reebullición controlada del separador de evaporación instantánea, que retira hidrógeno de la primera fracción con agotamiento de hidrógeno. La parte restante de la corriente rica en H2 y corrientes líquidas ricas en CO se dirigen de vuelta al intercambiador de calor principal para su enfriamiento adicional y condensación parcial. En otra realización de la invención, se dividen dos corrientes de alimentación de gas de síntesis enfriadas parcialmente independientes a partir de la corriente de alimentación de gas de síntesis primaria parcialmente a través del intercambiador de calor principal. Cada una de estas corrientes de alimentación se envía por separado a cada rehervidor, donde una corriente se condensa parcialmente para la separación de CO/CH4 y la otra se condensa parcialmente para la separación de CO/H2. Esta disposición tiene una ventaja significativa con respecto a los diseños de la técnica anterior. Independientemente de las fluctuaciones en el funcionamiento del proceso, la presente invención permite el control directo e independiente de las capacidades requeridas para los dos rehervidores, reduciendo el flujo de corrientes recirculadas, la potencia de compresión y los costes de capital para los equipos de compresión de recirculación.
En una realización ilustrativa de la invención, se proporciona un proceso para separar criogénicamente una mezcla que contiene al menos hidrógeno, monóxido de carbono y metano. La alimentación de gas de síntesis está disponible generalmente a una presión en el intervalo de 1379 a 3447 kPa (de 200 a 500 psia). Con referencia a la figura 1, la alimentación 1A de gas de síntesis de una unidad de retirada de CO2 se combina con una corriente 29 de gas de escape recirculada, enfriada bruscamente de manera opcional en una unidad 90 a ~283 °K y enviada a un prepurificador 100, donde se retiran humedad y CO2 del gas de síntesis. Preferiblemente, la humedad y el CO2, en volumen, es menor que o igual a 0,1 ppm. La materia prima seca se envía a la caja 300 fría diseñada para funcionar en un ciclo de proceso de condensación parcial para la separación de gas de síntesis. Tal como se usa en la presente descripción, se entenderá que la caja 300 fría contiene al menos un intercambiador 110 de calor primario, un separador 120 de alta presión, una columna 130 de retirada de hidrógeno, un rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno, una columna 160 de monóxido de carbono/metano y un rehervidor 170 de columna de monóxido de carbono/metano. La corriente 1 de materia prima de gas de síntesis seca del prepurificador 100 se enfría en un intercambiador 110 de calor primario multicorriente integrado que enfría las dos corrientes de alimentación entrantes frente a de cinco a seis corrientes de calentamiento de diversas composiciones. Típicamente, el gas de síntesis que entra en el intercambiador de calor primario tendrá una composición generalmente en los siguientes intervalos para diversos componentes: el 50-75 % en moles de H2, el 25-50 % en moles de CO, el 1-4 % en moles de CH4 con pequeñas cantidades (< 0,5 % en moles) de nitrógeno y argón.
Se separa una porción de la alimentación de gas de síntesis enfriada como corriente 2 a partir de la corriente 1 de alimentación de gas de síntesis primaria a una temperatura que varía de 115 a 140 °K. La corriente 2 proporciona una primera capacidad de reebullición para el rehervidor 170 de columna de CO/CH4 y, posteriormente, una fracción dividida generada a partir de la corriente 2 enfriada proporciona una capacidad de reebullición para el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno. La parte restante de la corriente 2A de alimentación de gas de síntesis primaria se dirige a través del intercambiador 110 de calor primario, donde continúa enfriándose y se condensa parcialmente. Esta fracción 2A de corriente de alimentación, después de enfriarse adicionalmente y condensarse parcialmente en 110 a temperaturas por debajo de 115 °K, se combina con las fracciones 4 y 7 de corriente de alimentación enfriadas adicionales obtenidas a partir de la corriente 2 después de que la corriente 2 haya proporcionado una capacidad de reebullición al rehervidor 170 de columna de CO/CH4. Según se define en la presente descripción, “capacidad de reebullición” significará la tasa de calor transferido desde una corriente de fuente de calor (a modo de ejemplo, la corriente 2 en la realización de la figura 1) a la corriente de disipación de calor obtenida a partir de la columna de destilación o un separador de fases (a modo de ejemplo, la corriente 32 en la realización de la figura 1) para vaporizar al menos parcialmente la corriente de disipación de calor. La corriente combinada se enfría adicionalmente y se condensa parcialmente en el intercambiador 110 de calor primario hasta la temperatura de una temperatura que varía de 85 a 100 °K, y preferiblemente en el intervalo de 85 a 90 °K, que sale como corriente 10.
La corriente 10 de alimentación de gas de síntesis condensada parcialmente a una temperatura que varía de aproximadamente 85 a 90 °K se combina con la corriente 9 condensada parcialmente que tiene una temperatura de aproximadamente 80 a 90 °K del rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno y se dirige a un separador 120 de alta presión donde se separa en una primera corriente 11 de vapor rica en hidrógeno y una primera corriente 12 líquida rica en CO. Se recupera la mayoría del hidrógeno (es decir, > 95 %) contenido en la alimentación combinada introducida en el separador 120 en vapor rico en hidrógeno, mientras que se recupera > 60 % de CO, preferiblemente > 75 % de CO en el líquido rico en CO. La mayor parte del metano contenido en la alimentación termina en el primer líquido rico en CO. Dependiendo de la presión y la temperatura en el separador 120, la primera corriente 11 rica en hidrógeno contendrá el 80-92 % en volumen de hidrógeno y el 8-20 % en volumen de CO y menos del 0,1 % de cada uno de metano, nitrógeno y argón. La primera corriente 12 líquida rica en CO contendrá el 85-95 % en volumen de CO y el 3-6 % de hidrógeno dependiendo de las condiciones de las alimentaciones que entran en el separador 120 de fases. Una mayor presión y una menor temperatura dan como resultado una corriente rica en hidrógeno con mayor concentración de hidrógeno (con pérdida de CO reducida) y una mayor recuperación de CO en la corriente líquida rica en CO. El control de las capacidades de reebullición desempeña un papel importante en la consecución de una menor temperatura en el separador 120 de alta presión, tal como se explica en la presente descripción. La primera corriente 11 de vapor rica en hidrógeno se calienta en el intercambiador 110 de calor primario, saliendo la corriente del intercambiador 110 de calor primario como corriente 26 de hidrógeno en bruto. Esta corriente 26 se dirige a un purificador 200 de hidrógeno, que puede ser una adsorción por oscilación de presión (PSA), pero puede ser también una membrana. La primera corriente 12 líquida rica en CO que sale del extremo inferior del separador 120 de alta presión se reduce en presión hasta una presión que varía de aproximadamente 172 y 483 kPa (de 25 a 70 psia), preferiblemente de aproximadamente 207 a 276 kPa (de 30 a 40 psia) para crear una mezcla bifásica inicial a una temperatura que varía en un intervalo de 80 a 85 °K. Esta mezcla se separa entonces en una columna de retirada de hidrógeno para separar adicionalmente el hidrógeno restante en el CO líquido al nivel deseado para el producto de CO purificado final, tal como exige el usuario final. Tal como se usa en la presente descripción, el término “columna de retirada de hidrógeno” puede ser un separador de fases, una columna de extracción o dispositivos similares. Cuando las especificaciones del producto para la corriente 45 de CO producto requieren que el hidrógeno esté en el intervalo de 500-2500 ppm, es ventajoso usar un separador de fases con una pared divisoria como columna de retirada de hidrógeno tal como se muestra en la figura 1 para el separador 130 de baja presión. El área de disipación del separador 130 de baja presión se divide para permitir dos etapas de separación de un separador de una única fase y, por lo tanto, lograr un mayor grado de retirada de hidrógeno del CO. La mezcla bifásica se separa en una primera corriente 30 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno y un vapor enriquecido en hidrógeno (no mostrado) en una primera zona del separador de fases. El contenido de hidrógeno en la corriente 30 será menor que el 0,5 % en volumen. La primera corriente 30 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se extrae de la primera zona y luego se somete a reebullición parcialmente en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno. La reebullición es muy leve de modo que se vaporiza menos del tres por ciento y preferiblemente menos del dos por ciento de la corriente 30. La corriente 31 sometida a reebullición parcialmente se devuelve a la segunda zona del área de disipación del separador 130 de baja presión donde se separa en una segunda corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno y una tercera corriente de vapor rica en hidrógeno (no se muestra). Todo el vapor rico en hidrógeno del separador de fases se combina en la parte superior no dividida del separador 130 de fases para formar una segunda corriente 13 de vapor enriquecida en hidrógeno. La segunda corriente 13 de vapor enriquecida en hidrógeno se calienta en el intercambiador 110 de calor primario y se exporta como corriente 27 de gas de evaporación instantánea. El gas 27 de evaporación instantánea se mezcla con el gas 28 de cola del purificador 200 de hidrógeno, se comprime en el compresor 210, se recircula y se mezcla con la alimentación 1A de gas de síntesis de la unidad de retirada de CO2, y se dirige al prepurificador 100.
Se separa una porción 15 de la segunda corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno y su presión se reduce adicionalmente hasta aproximadamente de 138 a 310 kPa (20-45 psia) (y preferiblemente de 172 a 207 kPa (25-30 psia)) antes de alimentarla a la columna 160 de monóxido de carbono/metano (CO/CH4). La porción 16 restante de la segunda corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se vaporiza al menos parcialmente y preferiblemente se vaporiza completamente en el intercambiador 110 de calor primario calentándola hasta 90-100 °K y se alimenta a la columna 160 de CO/CH4. La vaporización de la corriente 16 en el intercambiador 110 de calor primario de multicorriente proporciona parte de la capacidad de enfriamiento para la condensación parcial de la alimentación 2A de gas de síntesis y la condensación de la corriente 40 de CO recirculada. Para lograr la menor temperatura posible para la corriente 10, la temperatura de la corriente 16 debe mantenerse lo más baja posible. Por ejemplo, para lograr 89 °K en la corriente 10, la temperatura de la corriente 16 no puede ser mayor de 88 °K, más preferiblemente no mayor de 87 °K.
Es importante controlar la capacidad de reebullición en el rehervidor 140 de modo que la temperatura de la corriente 31 sometida a reebullición parcialmente sea suficiente para lograr la retirada deseada de hidrógeno en la columna 130 de retirada de hidrógeno. Al mantener la corriente 31 a la menor temperatura posible, la temperatura de la corriente 14 y la temperatura de la corriente 16 se mantienen en los valores más bajos posibles. Por lo tanto, el control de la capacidad de reebullición en 140 conduce en última instancia a la menor temperatura posible en la corriente 10, lo que mejora la eficiencia de separación del separador 120 de alta presión. Esto se ilustra con detalle en el ejemplo 1, a continuación.
Se alimentan dos corrientes 15A y 16A de CO en bruto a la columna 160 de CO/CH4 en ubicaciones intermedias. La corriente 17 de CO purificada recirculada también se alimenta a la columna 160 de CO/CH4 en la parte superior como reflujo después de estrangularla a través de una válvula hasta la presión de la columna 160 de CO/CH4. El rehervidor 170 asociado con la columna 160 de CO/CH4 proporciona vapores a la parte inferior de la columna 160 de CO/CH4. La presión operativa de la columna 160 de CO/CH4 puede variar en cualquier valor entre aproximadamente 138 y 310 kPa (de 20 a 45 psia) y preferiblemente en un intervalo de 165 a 209 kPa (de 24 a 30 psia). La temperatura en la parte superior de la columna de CO/CH4 puede estar en de aproximadamente 84 a 90 °K y de aproximadamente 95 a 120 °K en la parte inferior. Los valores de temperatura reales dependerán de la presión de funcionamiento seleccionada y de las purezas de los productos de la columna. El flujo a contracorriente de líquido y vapor en la columna de CO/CH4 da como resultado la separación de la corriente 18 de vapor de CO purificada a baja presión en la parte superior de la columna, y una corriente 19 líquida rica en metano en la parte inferior de la columna. Una porción 32 líquida rica en metano de la columna se somete a reebullición en el rehervidor 170 y se devuelve la columna de CO/CH4 como corriente 33. El producto líquido rico en metano se extrae como corriente 19 y se vaporiza y calienta en el intercambiador 110 de calor primario y se exporta adicionalmente como corriente 35 de combustible.
La corriente 18 de vapor de CO purificada a baja presión de la columna 160 de CO/CH4 se combina con la corriente 25 de CO expandida generada en la turbina 180 de CO y la corriente combinada se calienta en el intercambiador 110 de calor primario. La corriente 40 de CO a baja presión calentada se comprime en el compresor 190 donde una porción del CO se extrae a una presión intermedia (en un intervalo de 689 a 2068 kPa (de 100 a 300 psia)) como la corriente 20 y la parte restante del CO a presión se comprime opcionalmente de forma adicional y se recupera como corriente 45 de CO producto. La corriente 20 se comprime adicionalmente en un compresor 185 elevador hasta aproximadamente de 896 a 2413 kPa (de 130 a 350 psia) y se enfría hasta una temperatura intermedia de aproximadamente 130 a 170 °K en el intercambiador 110 de calor primario. Una porción de la corriente CO enfriada parcialmente se extrae como corriente 24 y se expande hasta una presión de 172 a 207 kPa (25-30 psia) en una turbina 180 de CO para proporcionar refrigeración para el proceso de separación criogénica. La temperatura de la corriente expandida será de 85-90 °K La corriente 25 expandida se mezcla con la corriente 18 de vapor de CO purificada a baja presión de la columna 160 de CO/CH4. La parte restante de la corriente 23 de CO enfriada parcialmente continúa a través del intercambiador 110 de calor primario donde se enfría adicionalmente y se licua y se usa para proporcionar la corriente 17 de reflujo a la columna 160 de CO/CH4.
En esta realización particular, una característica importante reside en proporcionar calor de reebullición para el separador 120 de alta presión de H2/CO, y la columna 160 de CO/CH4 dividiendo en primer lugar al menos una porción de la alimentación de gas de síntesis enfriada como corriente 2 a partir de la corriente 1 de alimentación de gas de síntesis primaria para proporcionar capacidad de reebullición para el rehervidor 170 de columna de CO/CH4, condensando de este modo parcialmente la primera fracción 3 de corriente de alimentación de gas de síntesis. Después de eso, la primera fracción 3 de corriente de alimentación de gas de síntesis bifásica se separa en un separador 150 en una segunda fracción 4 de corriente de alimentación líquida y una tercera fracción 5 de corriente de alimentación de vapor. La tercera fracción 5 de corriente de alimentación de vapor se divide adicionalmente en una cuarta fracción 6 de corriente de alimentación de vapor y una quinta fracción 7 de corriente de alimentación de vapor. La cuarta fracción 6 de corriente de alimentación de vapor proporciona calor para someter a reebullición una primera corriente 30 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno y sale del rehervidor como una sexta fracción 9 de corriente de alimentación condensada parcialmente. El flujo de la cuarta fracción 6 de corriente de alimentación de vapor se controla de tal manera que la cantidad de capacidad de reebullición (calor) proporcionada en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno es suficiente para lograr la concentración de hidrógeno en la corriente 14 por debajo de un determinado valor, de tal manera que la concentración de hidrógeno en la corriente 45 producto de CO purificada esté por debajo de un límite especificado dictado por las necesidades del usuario final. Cuando la corriente 14 se separa en la columna 160 de CO/CH4, cualquier cantidad de hidrógeno restante en la corriente 14 se arrastra a la corriente 18 y eventualmente a la corriente 45. Como resultado, por un lado es importante tener suficiente capacidad de reebullición en 140 para lograr la especificación de CO del producto deseada para hidrógeno, mientras que, por otro lado, también es importante impedir la reebullición en exceso con el fin de lograr la menor temperatura posible en el separador 120 de alta presión, tal como se comentó anteriormente. La segunda fracción 4 de corriente de alimentación líquida y la quinta fracción 7 de corriente de alimentación de vapor se combinan con la corriente 2A de alimentación de gas de síntesis primaria condensada parcialmente, y la mezcla se somete a enfriamiento adicional y condensación parcial en el intercambiador 110 de calor primario, saliendo como corriente 10. La sexta fracción 9 de corriente de alimentación condensada parcialmente y la mezcla 10 de alimentación de gas de síntesis condensada parcialmente que sale del intercambiador 110 de calor primario se combinan y se dirigen al separador 120 de alta presión.
Este aparato y proceso de uso de una porción de la alimentación para proporcionar capacidad de reebullición al rehervidor 170 de columna de CO/CH4, y luego de uso de una porción del segundo vapor rico en hidrógeno de la corriente condensada parcialmente resultante proporciona flexibilidad para controlar las capacidades a los rehervidores 140 y 170 independientemente entre sí e independientemente del nivel en o bien el separador 130 de baja presión o bien la columna 160 de CO/CH4 mediante un control independiente de las velocidades de flujo de la corriente 2 de gas de síntesis enfriada y la cuarta corriente 6 de alimentación de vapor. Además, la introducción de la segunda fracción 4 de corriente de alimentación líquida y la quinta fracción 7 de corriente de alimentación de vapor de vuelta al intercambiador 110 de calor primario para un enfriamiento adicional antes de enviarlas al separador 120 de alta presión, da como resultado la menor temperatura posible en el separador 120. Esto minimiza a su vez la concentración de CO en el hidrógeno 26 en bruto y aumenta la recuperación de CO en una sola pasada de la caja fría, reduciendo el flujo y la potencia de recirculación.
Tal como se ilustra en la figura 2, la realización de la figura 1 se modifica de tal manera que no se proporciona refrigeración mediante una turbina de expansión de CO. Para una planta de menor capacidad, el coste de capital de la turbina de expansión es alto y, en tal caso, es ventajoso reducir dichos gastos usando nitrógeno líquido cuando está disponible a un coste razonable. Según muestra la figura 2, un tanque 186 de nitrógeno líquido desde el que se envía una corriente 61 de nitrógeno al intercambio 110 de calor primario para proporcionar refrigeración. El nitrógeno líquido está disponible a aproximadamente 80-85 °K y su vaporización y el posterior calentamiento en el intercambiador 110 de calor primario proporciona parte de la capacidad para enfriar las corrientes 1 y 26.
En la figura 3 se muestra otro ciclo de caja fría que es ventajoso cuando la concentración de hidrógeno deseada en CO purificado está por debajo de 500 ppm. En este ciclo, la columna 130 de extracción se despliega como una columna de retirada de hidrógeno. La alimentación 1A de gas de síntesis de una unidad de retirada de CO2 se combina con una corriente 29 de gas de escape recirculada, se enfría bruscamente de manera opcional en la unidad 90 hasta ~283 °K y se envía a un prepurificador 100, donde se retiran humedad y CO2 del gas de síntesis. Preferiblemente, la humedad y el CO2, en volumen, es menor que o igual a 0,1 ppm. La corriente 1 de gas de síntesis seca del prepurificador 100 se enfría en un intercambiador 110 de calor primario multicorriente integrado que enfría las dos corrientes de alimentación entrantes frente a de cinco a seis corrientes de calentamiento de diversas composiciones. Típicamente, el gas de síntesis que entra en el intercambiador 110 de calor primario tendrá una composición generalmente en los siguientes intervalos para diversos componentes: el 50-75 % en moles de H2, el 25-50 % en moles de CO, el 1 -4 % en moles de CH4 con pequeñas cantidades (< 0,5 % en moles) de nitrógeno y argón.
Se separa una porción de la alimentación de gas de síntesis enfriada como corriente 2 a una temperatura que varía de aproximadamente 115 a 140 °K a partir de la corriente 1 de alimentación de gas de síntesis primaria para proporcionar capacidad de reebullición para el rehervidor 170 de columna de CO/CH4, mientras que se separa una porción independiente de la alimentación 6 de gas de síntesis enfriada a temperaturas de aproximadamente 110 a 130 °K a partir de la corriente 1 de alimentación de gas de síntesis primaria para proporcionar una capacidad de reebullición para el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno. La parte restante de la corriente 2A de alimentación de gas de síntesis primaria se dirige a través del intercambiador 110 de calor primario, donde continúa enfriándose y se condensa parcialmente. La fracción 2A de corriente de alimentación, después de enfriarse adicionalmente y condensarse parcialmente en el intercambiador 110 de calor primario, se combina con las fracciones 4 y 7 de corriente de alimentación adicionalmente enfriadas obtenidas a partir de las corrientes 2 y 6 después de que hayan proporcionado mayores capacidades de reebullición a 170 y 140. La corriente combinada se enfría adicionalmente y se condensa parcialmente en el intercambiador 110 de calor primario a una temperatura que varía en el intervalo de aproximadamente 85 a 100 °K, preferiblemente de 85 a 90 °K, saliendo como corriente 10.
La corriente 10 de alimentación de gas de síntesis condensada parcialmente se dirige a un separador 120 de alta presión donde se separa en una primera corriente 11 de vapor rica en hidrógeno y una primera corriente 12 líquida rica en CO. Tal como se describió anteriormente, la primera corriente 11 rica en hidrógeno contendrá el 80-92 % en volumen de hidrógeno y el 8-20 % en volumen de CO y menos del 0,1 % de cada uno de metano, nitrógeno y argón y la primera corriente 12 líquida rica en CO contendrá el 85-95 % en volumen de CO y el 3-6 % de hidrógeno dependiendo de las condiciones de la corriente 10 que entra en el separador 120 de fases. La primera corriente 11 de vapor rica en hidrógeno se calienta en el intercambiador 110 de calor primario con la corriente que sale del intercambiador 110 de calor primario como corriente 26 de hidrógeno en bruto. Esta corriente 26 se dirige a un purificador 200 de hidrógeno que es, por ejemplo, una adsorción por oscilación de presión (PSA), pero también puede ser una membrana. La primera corriente 12 líquida rica en CO se reduce hasta una presión en el intervalo de desde aproximadamente 172 hasta 483 kPa (de 25 a 70 psia), preferiblemente desde aproximadamente 207 hasta 276 kPa (de 30 a 40 psia) para crear una mezcla bifásica inicial a una temperatura que varía en un intervalo de 80 a 85 °K. Esta mezcla se dirige entonces a la parte superior de la columna 130 de extracción de hidrógeno donde se separa en una corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno y una corriente 13 de vapor enriquecida en hidrógeno. La columna 130 de extracción contiene dos o más etapas para la transferencia de masa y está asociada con el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno. La corriente 30 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se extrae de la parte inferior de la columna 130 de retirada de hidrógeno y luego se somete a reebullición parcialmente en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno. La corriente 31 sometida a reebullición parcialmente se devuelve a la parte inferior de la columna 130 para generar vapores necesarios para retirar hidrógeno del CO. El líquido rico en CO que contiene hidrógeno fluye hacia abajo por la columna mientras que el vapor generado en la parte inferior fluye hacia arriba. El vapor ascendente separa hidrógeno del líquido rico en CO de tal manera que la concentración de hidrógeno en un CO líquido en bruto con agotamiento de hidrógeno contiene niveles por debajo de los deseados. Esta última corriente 13 de vapor se calienta en el intercambiador 110 de calor primario y se exporta como un gas 27 de evaporación instantánea. El gas 27 de evaporación instantánea se mezcla con gas 28 residual del purificador 200 de hidrógeno, se comprime en el compresor 210, se recircula y se mezcla con la alimentación 1A de gas de síntesis de la unidad de retirada de CO2, y se dirige al prepurificador 100.
Se separa una porción 15 de corriente de la corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno y su presión se reduce adicionalmente hasta aproximadamente de 138 a 310 kPa (20-45 psia) (y preferiblemente de 172 a 207 kPa (25-30 psia)) antes de alimentarla a la columna 160 de CO/CH4 como corriente 15A. La porción 16 de corriente restante de la corriente 14 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se vaporiza al menos parcialmente y preferiblemente se vaporiza completamente en el intercambiador 110 de calor primario calentándola hasta 90-100 °K y se alimenta a la columna 160 de CO/CH4 como corriente 16A. La vaporización de la porción 16 de corriente en el intercambiador 110 de calor primario proporciona parte de la capacidad de enfriamiento para la condensación parcial de la alimentación 2A de gas de síntesis y la condensación de la corriente 40 de CO de recirculación. Para lograr la menor temperatura posible para la corriente 10, la temperatura de la corriente 16 debe mantenerse lo más baja posible. Tal como se explicó anteriormente en la realización ilustrativa de la figura 1, el control preciso de la capacidad del rehervidor permite la menor temperatura posible para la corriente 14, lo que conduce a su vez a la menor temperatura posible para la corriente 16.
Se alimentan dos corrientes 15A y 16A de CO en bruto a la columna 160 de CO/CH4 en ubicaciones intermedias. La corriente 17 de CO purificada recirculada también se alimenta a la parte superior de la columna 160 de CO/CH4 como reflujo después de estrangularla a través de una válvula hasta la presión de la columna 160 de CO/CH4. Las condiciones de funcionamiento de la columna 160 son similares a las descritas anteriormente para la realización de la figura 1. El rehervidor 170 asociado con la columna 160 de CO/CH4 proporciona vapores a la parte inferior de la columna 160. El flujo a contracorriente de líquido y vapor en la columna da como resultado la separación de la corriente 18 de vapor de CO purificada a baja presión en la parte superior de la columna a partir de una corriente 19 líquida rica en metano en la parte inferior de la columna de CO/CH4. Una porción de líquido 32 rico en metano de la columna se somete a reebullición en el rehervidor 170 y se devuelve a la columna como corriente 33. El producto líquido rico en metano se extrae como corriente 19 y se vaporiza y calienta en el intercambiador 110 de calor primario y se exporta como corriente 35 de combustible.
La corriente 18 de vapor de CO purificada a baja presión de la columna 160 de CO/CH4 se combina con la corriente 25 de CO expandida procedente de la turbina 180 de CO y la corriente combinada se calienta en el intercambiador 110 de calor primario. La corriente 40 de CO a baja presión calentada se comprime en un compresor 190, donde una porción del CO se extrae a una presión intermedia (en un intervalo de 689 a 2068 kPa (de 100 a 300 psia)) como corriente 20. Esta corriente 20 se comprime en el compresor 185 elevador a aproximadamente de 896 a 2413 kPa (de 130 a 350 psia) y se enfría hasta una temperatura intermedia de aproximadamente 130 a 170 °K en el intercambiador 110 de calor primario. Una porción de la corriente 24 enfriada parcialmente se expande hasta una presión de 172 a 207 kPa (25-30 psia) en una turbina 180 de CO para proporcionar refrigeración. La temperatura de la corriente expandida estaría en el intervalo de aproximadamente 85-90 °K. La parte restante de la corriente 23 de CO continúa a través del intercambiador 110 de calor primario donde se licua y se usa para proporcionar reflujo 17 a la columna 160 de CO/CH4.
En esta realización, es particularmente importante proporcionar calor de reebullición para la separación de H2/CO y CO/CH4 dividiendo en primer lugar al menos una porción de la alimentación 2 de gas de síntesis enfriada a partir de la corriente de alimentación de gas de síntesis primaria, para proporcionar capacidad de reebullición para el rehervidor 170 de columna de CO/CH4, condensando de este modo parcialmente la primera fracción 3 de corriente de alimentación de gas de síntesis. Además, se separa una porción independiente de la alimentación 6 de gas de síntesis enfriada para proporcionar capacidad de reebullición para el rehervidor 140 de columna de extracción de hidrógeno, condensando de este modo parcialmente la segunda fracción 9 de corriente de alimentación de gas de síntesis. A continuación, se separan las fracciones 3 y 9 de corrientes de alimentación de gas de síntesis bifásicas, respectivamente, en un separador 150 en una tercera corriente 4 de fracción de corriente de alimentación líquida y una cuarta corriente 7 de fracción de corriente de alimentación de vapor. La cuarta corriente 7 de fracción de corriente de alimentación de vapor y la tercera corriente 4 de fracción de corriente de alimentación líquida se combinan con la corriente 2A de alimentación de gas de síntesis primaria condensada parcialmente y la mezcla se somete a enfriamiento adicional y condensación parcial en el intercambiador 110 de calor primario, saliendo como corriente 10.
Este proceso de uso de una porción de la alimentación para proporcionar capacidad de reebullición a los rehervidores 140 y 170 proporciona flexibilidad para controlar las capacidades a estos rehervidores independientemente entre sí e independientemente del nivel en o bien la columna 130 de extracción de hidrógeno o bien la columna 160 de CO/CH4. Además, la introducción de la tercera corriente 4 de fracción de corriente de alimentación líquida y la cuarta fracción 7 de corriente de alimentación de vapor de vuelta al intercambiador 110 de calor primario para un enfriamiento adicional antes de enviarlas al separador 120 de alta presión, da como resultado la menor temperatura posible en el separador 120, lo que minimiza a su vez la concentración de CO en el hidrógeno en bruto y aumenta la recuperación de CO en una sola pasada de la caja fría, reduciendo el flujo y la potencia de recirculación.
Con referencia al ciclo de la figura 4, el ciclo de la figura 3 se modifica de tal manera que no se proporciona refrigeración mediante una turbina de expansión de CO. En cambio, y según muestra la figura 4, se usa una fuente de nitrógeno líquido según muestra la figura 2, un tanque 186 de nitrógeno líquido independiente desde el que se envía una corriente de nitrógeno al intercambiador 110 de calor primario para proporcionar refrigeración.
Otra realización ilustrativa de la invención se muestra en la figura 5, que combina las características mostradas en la figura 1 y la figura 3. En la realización de la figura 5, la columna 130 de extracción se usa como columna de retirada de hidrógeno para lograr menos de 500 ppm de hidrógeno en la corriente 45 de CO producto purificada. La configuración para proporcionar calor de reebullición en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno y el rehervidor 170 de columna de CO/CH4 es similar a la mostrada en la figura 1 dividiendo en primer lugar al menos una porción de la alimentación de gas de síntesis enfriada como corriente 2 a partir de la corriente 1 de alimentación de gas de síntesis primaria para proporcionar capacidad de reebullición para el rehervidor 170 de columna de CO/CH4, condensando de este modo parcialmente la primera fracción 3 de corriente de alimentación de gas de síntesis. Después de eso, se separa la primera fracción 3 de corriente de alimentación de gas de síntesis bifásica en un separador 150 en una segunda fracción 4 de corriente de alimentación líquida y una tercera fracción 5 de corriente de alimentación de vapor. La tercera fracción 5 de corriente de alimentación de vapor se divide adicionalmente en una cuarta fracción 6 de corriente de alimentación de vapor y una quinta fracción 7 de corriente de alimentación de vapor. La cuarta fracción 6 de corriente de alimentación de vapor proporciona calor para someter a reebullición una primera corriente 30 de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno en el rehervidor 140 de columna de retirada de hidrógeno y sale del rehervidor como una sexta fracción 9 de corriente de alimentación condensada parcialmente. En lugar de enviar la corriente 9 directamente al separador 120 de alta presión, se dirige al intercambiador 110 de calor primario junto con las corrientes 4 y 7, donde se combinan con la corriente 2A y la corriente combinada se enfría adicionalmente y sale del intercambiador 110 de calor primario como corriente 10. La descripción del proceso restante es similar a la descrita para el ciclo de la figura 3.
En la realización ilustrativa anterior de las figuras 1-5, los rehervidores 140 y 170 se muestran como intercambiadores de calor independientes, aunque la invención también puede aplicarse a un sistema en el que los rehervidores están integrados en una única unidad física en donde las ubicaciones de alimentación y salida de corrientes de alimentación de calor y frío están posicionadas apropiadamente a lo largo de la longitud del intercambiador de calor mediante las temperaturas coincidentes de diversas corrientes con las temperaturas esperadas en el intercambiador de calor en esas posiciones para lograr el mismo resultado deseado.
Ejemplo 1
Se llevaron a cabo simulaciones de proceso según la realización mostrada en la figura 2 para demostrar un control preciso de la capacidad de reebullición en el rehervidor 140 de separación de hidrógeno, evitando así la posibilidad de reebullición en exceso en esta separación. La reebullición óptima da como resultado una reducción de la corriente 13 de vapor rica en hidrógeno de esta separación y reduce la pérdida de CO en el vapor rico en hidrógeno de la columna 130 de retirada de hidrógeno. La reebullición óptima también da como resultado una menor temperatura del líquido 14 con agotamiento de hidrógeno de esta separación. Como la corriente 14 se usa para proporcionar una porción del enfriamiento en el extremo frío del intercambiador 110 de calor primario, menores temperaturas conducen a una menor temperatura en la corriente 10, reduciendo así las pérdidas de CO en la corriente 11 de hidrógeno en bruto que sale del separador 120 de alta presión. Cualquier disminución de las cantidades de CO en el hidrógeno 26 en bruto y el gas 27 de evaporación instantánea aumenta el porcentaje de recuperación de CO por pasada. El menor contenido de CO en el hidrógeno 26 en bruto permite un equipo 200 de purificación de hidrógeno más pequeño. A medida que el gas 27 de evaporación instantánea y la corriente 28 de gas residual de la unidad 200 de purificación de hidrógeno se comprimen y se recirculan de vuelta a la alimentación, minimizar estas corrientes disminuye el tamaño requerido del compresor 210 de recirculación instalado y la potencia correspondiente requerida para comprimir estas corrientes, lo que ahorra gastos de capital y de funcionamiento. Un análisis detallado del impacto de un escaso control de la capacidad de reebullición en el rehervidor de columna de retirada de hidrógeno se presenta a continuación para un escenario donde la pureza del CO producto requirió 1000 ppm de hidrógeno. El análisis muestra que un aumento de la temperatura de la corriente 31 recalentada sólo en 1 °K (desde 87,6 °K hasta 88,6 °K) puede conducir a una disminución de la recuperación de CO en una sola pasada de aproximadamente el 1,4 %. Esto da como resultado un aumento aproximado del 3 % en el flujo de gas 29 recirculado. Permitir la posibilidad de reebullición en exceso en esta área requerirá un aumento del 4 % en el flujo de diseño para el compresor 210 de recirculación, aumentando el coste de capital. Además, la cantidad de CO en la alimentación a la unidad de purificación de hidrógeno aguas abajo aumenta en aproximadamente el 5 %, dando como resultado un mayor coste de capital para la unidad 200 de purificación de hidrógeno para albergar esta posibilidad. Si este nivel de reebullición en exceso se realizara en el funcionamiento de la planta, la potencia global de la planta resultante aumenta en el 1,7 %.
Ejemplo 2
Se llevaron a cabo simulaciones de proceso según la realización mostrada en la figura 2 para demostrar un control preciso de la capacidad de reebullición en el rehervidor 170 de columna de CO/CH4. El análisis muestra que al disminuir la capacidad de reebullición en el 5 % disminuye la temperatura de la corriente 33 vaporizada parcialmente en 4,5 °K. La pureza de la corriente 19 rica en metano disminuye desde el 92 % de CH4 (en vol.) hasta el 86,5 % de CH4 (en vol.). La concentración de CO en la corriente 19 aumenta desde el 7,8 % (en vol.) hasta el 13,3 % (en vol.). Puesto que el CO presente en la corriente 19 representa la pérdida de CO a la corriente 35 de combustible, la recuperación global de CO en la corriente 45 de CO producto disminuye en el 0,5 %.
Aunque la invención se ha descrito en detalle con referencia a realizaciones específicas de la misma, resultará evidente para el experto en la técnica que pueden realizarse diversos cambios y modificaciones así como utilizar equivalentes, sin abandonar el ámbito de las reivindicaciones adjuntas.

Claims (11)

  1. REIVINDICACIONES
    i. Un método para la separación de monóxido de carbono e hidrógeno a partir de una materia prima de gas de síntesis, que comprende:
    enfriar y condensar parcialmente la materia (1) prima de gas de síntesis que contiene monóxido de carbono e hidrógeno en un intercambiador (110) de calor primario para producir una corriente (10) de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente;
    separar la corriente (10) de alimentación de gas de síntesis enfriada y condensada parcialmente en una primera corriente (11) de vapor rica en hidrógeno y una primera corriente (12) líquida rica en monóxido de carbono en un separador (120) de alta presión;
    alimentar la primera corriente (12) líquida rica en monóxido de carbono a una columna (130) de retirada de hidrógeno que funciona a una presión menor que la del separador (120) de alta presión, en donde una segunda corriente (13) de vapor rica en hidrógeno se separa de una segunda corriente (14) rica en monóxido de carbono;
    dividir dicha segunda corriente (14) rica en monóxido de carbono en dos porciones en donde una primera porción de la segunda corriente (16) rica en monóxido de carbono se vaporiza al menos parcialmente en el intercambiador (110) de calor primario y proporcionar una segunda porción de la segunda corriente (15) rica en monóxido de carbono en donde ambas porciones se introducen en una columna (160) de monóxido de carbono/metano para separar una corriente (18) de vapor de monóxido de carbono purificada de una corriente (19) líquida rica en metano;
    dividir una parte de la materia (2) prima de gas de síntesis enfriada antes de la separación de fases de la misma para proporcionar capacidad de reebullición a un rehervidor (170) de columna de monóxido de carbono/metano y condensar parcialmente la porción de la materia (2) prima de gas de síntesis enfriada en el rehervidor (170) de columna de monóxido de carbono/metano; y dirigir dicha primera porción (3) condensada parcialmente de la materia (2) prima de gas de síntesis condensada parcialmente a un separador (150) de fases y separar una tercera fracción (5) de corriente de alimentación de vapor, en donde al menos una porción de la misma se dirige como una cuarta fracción (6) de corriente de vapor a un rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno que está en comunicación con dicha columna (130) de retirada de hidrógeno que proporciona capacidad de reebullición a dicho rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno.
  2. 2. El método de la reivindicación 1, que comprende además: dividir la tercera fracción (5) de corriente de vapor en dicha cuarta fracción (6) de corriente de vapor y una quinta fracción (7) de corriente y retirar adicionalmente una segunda fracción (4) líquida del separador (150) de fases, en donde dicha cuarta fracción (6) de corriente de vapor se dirige al rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno y mezclar dicha segunda fracción (4) líquida y dicha quinta fracción (7) de corriente con la corriente (1) de materia prima de gas de síntesis en el intercambiador (110) de calor primario y la mezcla se enfría adicionalmente, se condensa parcialmente y se dirige al separador (120) de alta presión.
  3. 3. El método de la reivindicación 1, que comprende además: retirar una sexta fracción (9) de corriente desde el rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno y dirigirla al separador (120) de alta presión.
  4. 4. El método de la reivindicación 1, que comprende además dirigir una corriente de nitrógeno líquido al intercambiador (110) de calor primario y proporcionar capacidad de enfriamiento.
  5. 5. El método de la reivindicación 1, que comprende además dirigir la corriente (18) de vapor de monóxido de carbono purificada al intercambiador (110) de calor primario, comprimir dicha corriente (40) de vapor de monóxido de carbono purificada, recircular parte (17) de la corriente de monóxido de carbono comprimida a la columna (160) de monóxido de carbono/metano para el reflujo, y retirar la parte (45) restante como corriente de monóxido de carbono producto purificada.
  6. 6. El método de la reivindicación 5, que comprende, además: dirigir una porción (24) de la corriente (20) de vapor de monóxido de carbono purificada comprimida a una turbina (180) de CO donde la porción (24) se expande y proporciona capacidad de enfriamiento en el intercambiador de calor primario.
  7. 7. El método de la reivindicación 2, que comprende, además: retirar una sexta fracción (9) de corriente desde el rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno y combinar dicha segunda fracción (4) líquida, dicha quinta fracción (7) de corriente y dicha sexta fracción (9) de corriente con la corriente (2a) de materia prima de gas de síntesis en el intercambiador (110) de calor primario donde la mezcla se enfría adicionalmente, se condensa parcialmente y se dirige al separador (120) de alta presión.
  8. 8. El método de la reivindicación 1, en donde la columna (130) de retirada de hidrógeno es un separador de baja presión en donde un área de disipación del separador (120) de baja presión se divide en dos zonas independientes, lo que permite dos etapas de separación de dicho separador de baja presión.
  9. 9. El método de la reivindicación 8, en donde una corriente (30) de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se extrae de una primera zona del área de disipación de dicho separador (120) de baja presión y después se somete a reebullición parcialmente en el rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno y devolver una corriente (31) sometida a reebullición parcialmente en una segunda zona del separador (120) de baja presión.
  10. 10. El método de la reivindicación 1, en donde la columna (130) de retirada de hidrógeno es una columna de extracción que contiene dos o más etapas para la transferencia de masa y está en comunicación con el rehervidor (140) de la columna de retirada de hidrógeno
  11. 11. El método de la reivindicación 10, en donde una corriente (30) de CO líquida en bruto con agotamiento de hidrógeno se retira del fondo de la columna (130) de extracción, después de eso se somete a reebulición parcialmente en el rehervidor (140) de columna de retirada de hidrógeno, y se devuelve a dicha columna (130) de extracción.
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