CN102337159A - 一种饱和热水塔高水气比co变换工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及到一种饱和热水塔高水气比CO变换工艺，其是将粗煤气气液分离后依次送入饱和塔、第一变换炉、第二变换炉、第三变换炉和热水塔，最后经与热水塔内的工艺循环水、净化工艺冷凝液和中压锅炉水进行传热传质后得到符合要求的变换气。本发明所提供的CO变换工艺创造性地将饱和塔和热水塔引入到高浓度高水气比CO变换系统中，并且对现有的热水塔结构做了改进，在热水塔的中部增加了喷淋入口。本发明所提供的饱和热水塔高水气比CO变换工艺解决了现有技术中蒸汽消耗大、能耗高，预变换催化剂使用寿命短、失活快、更换频繁等问题。

Description

一种饱和热水塔高水气比CO变换工艺
技术领域
本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种饱和热水塔高水气比CO变换工艺。
背景技术
我国本世纪初先后引进了十多套采用壳牌粉煤气化工艺的大型煤化工装置，此技术商业化运营仅限于使用净化后的粗合成气燃气蒸汽联合循环发电装置，不需要设置CO变换工序。但将此技术用于造气来配套合成氨、制氢、合成甲醇等装置时就面临高浓度CO变换技术难题。
现有的高浓度高水气比CO变换工艺，其流程特点是在预变换炉入口添加大量的中压过热蒸汽，使水/干气摩尔比达到1.30以上，然后分段进行变换反应，最终变换气出口CO干基体积含量一般不高于0.4％。采用高水气比变换的目的是防止变换炉超温，设置预变换炉主要是考虑先将粗煤气中的CO含量适当降低，使预变后的变换气中CO含量接近德士古水煤浆气化出口粗煤气中的CO含量，因为水煤浆气化所配置的变换流程是成熟可靠的，但高浓度高水气比CO变换工艺在实际运行中仍然暴露出以下问题：
1)中压蒸汽消耗大：由于壳牌粉煤气化余热回收采用废热锅炉，气化工序送出的粗煤气水/干气摩尔比小于0.2，要在预变前将粗煤气水/干气摩尔比一次性提高到1.30，需加入大量的中压过热蒸汽来增湿和调节温度，因此高水气比变换工艺中压蒸汽消耗大，装置能耗高。
2)预变炉易超温：进入预变炉的粗煤气经过增湿，此时CO浓度和水气比均处于最高值，因此反应推动力也最大。另外预变炉内的变换反应深度是由催化剂的装填量来控制，而不是平衡控制，所以预变催化剂装填量要求必须精准，否则会显著影响床层热点温度，容易造成预变催化剂床层超温。但在实际生产中预变催化剂装填量需要考虑催化剂老化和更换周期，设计中均有一定的装填余量，在预变催化剂使用初期容易出现床层超温问题。
3)预变催化剂寿命短：进入预变炉的粗煤气此时水气比处于最高值，水蒸气分压大，露点温度高，操作稍有不慎就易造成预变催化剂泡水板结，活性迅速衰减，系统压降显著增大，不得不频繁更换，严重影响变换装置稳定长周期运行，增加了运行能耗和操作费用。
如申请号为200710068401.0的中国发明专利所公开的《一种与粉煤气化配套的CO变换工艺》，其预变换炉水/干气摩尔比为1.3～1.5。过高的水气比使预变换催化剂操作环境恶化，在实际生产中预变换催化剂短期内活性就急剧衰退并且板结，系统压降显著增加，预变催化剂更换频繁，影响变换装置的长周期稳定运行，并且此变换流程的中压过热蒸汽消耗严重偏大，增加了企业的生产成本。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种饱和热水塔高水气比CO变换工艺，以解决高浓度高水气比变换工艺中的中压过热蒸汽消耗大、能耗高，预变换催化剂使用寿命短、失活快、更换频繁等问题。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该饱和热水塔高水气比CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气首先送入气液分离器分离出液相；
从气液分离器顶部出来的粗煤气从饱和塔的下部进入饱和塔，与从上部进入饱和塔的来自热水塔工艺循环水出口的换热后温度为200℃～220℃的工艺循环水逆流接触进行传热传质，控制出饱和塔的粗煤气的温度为190～210℃、水/干气摩尔比为0.7～1.0；工艺循环水从饱和塔底部出来从工艺循环水入口送回热水塔；
增湿提温后的粗煤气从饱和塔顶部送出，然后与中压过热蒸汽以及中压饱和蒸汽混合后送入第一变换炉进行深度变换反应；控制进入第一变换炉的粗煤气的温度为250℃～280℃、水/干气摩尔比为1.3～1.5；
出第一变换炉的一变混合气换热后送入第二变换炉进行二次变换；控制进入第二变换炉的一变混合气的温度为230℃～260℃；
出第二变换炉的二变混合气换热至210℃～220℃后进入第三变换炉继续反应；
出第三变换炉的三变混合气换热降温后从热水塔的三变混合气入口进入热水塔，依次与热水塔中部喷淋下来的工艺循环水、热水塔上部喷淋下来的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水进行逆流传质传热；在热水塔的顶部得到变换混合气，在热水塔的底部得到工艺循环水；
上述热水塔中工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7.0～10.0，并且该工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4.0～6.0。
上述热水塔塔体的顶部设有变换气出口，塔体的底部设有工艺循环水出口，塔体侧壁的下部设有三变混合气入口，塔体侧壁的中部设有工艺循环水入口，塔体侧壁的上部设有净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口，并且所述的工艺循环水入口和所述的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口分别连接设置在所述塔体内的喷淋装置。
较好的，为了有效利用该变换系统内的热源，上述工艺还可以优化如下：
由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气首先送入气液分离器分离出液相；
从气液分离器顶部出来的粗煤气从饱和塔的下部进入饱和塔，从工艺循环水出口出来的工艺循环水依次送入第一预热器、第二预热器和第三预热器换热至200℃～220℃后从饱和塔的上部送入饱和塔，两者在饱和塔内逆流接触进行传热传质；控制出饱和塔的粗煤气的温度为190～210℃，水/干气摩尔比为0.7～1.0；在饱和塔底部得到工艺循环水，该工艺循环水经饱和塔底泵加压后从热水塔中部的工艺循环水入口送入；
增湿提温后的粗煤气从饱和塔顶部送出，与从界区来的温度为400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽以及产自中压废锅的温度为251℃、压力为4.0Mpa的饱和中压蒸汽混合，水/干气摩尔比达到1.3～1.5，对粗煤气进行增湿提温后送至粗煤气换热器与二变混合气换热，升温至250℃～280℃，然后送入第一变换炉进行深度变换反应，得到一变混合气；
将一变混合气送入中压废锅产出温度为251℃、压力为4.0Mpa的饱和中压蒸汽；一变混合气在中压废锅中降温后进入第三预热器与所述的工艺循环水换热，对工艺循环水进行加热；
一变混合气降温到230℃～260℃后送入第二变换炉继续进行变换反应，得到CO干基体积含量为1.0％～2.0％的二变混合气；
将所述的二变混合气送入粗煤气换热器中与来自饱和塔的粗煤气进行换热后送入第二预热器与工艺循环水换热；换热后的二变混合气温度降到210℃～220℃后进入第三变换炉继续反应；
出第三变换炉的三变混合气送入第一预热器对工艺循环水进行第一次加热，换热后的三变混合气从三变混合气入口进入热水塔，依次与热水塔中部喷淋下来的工艺循环水、热水塔上部喷淋下来的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水进行逆流传质传热；在热水塔的顶部得到变换混合气，在热水塔的底部得到工艺循环水；
上述热水塔中工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7.0～10.0，并且该工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4.0～6.0。
在热水塔的顶部得到的变换混合气送去下游装置，从热水塔底部送出的工艺循环水经热水塔底泵加压后送去第一预热器换热。
一、与现有高浓度高水气比CO变换工艺相比较，本发明的优点在于：
1)本发明所提供的CO变换工艺创造性地将饱和塔和热水塔引入到高浓度高水气比CO变换系统中，并且对现有的热水塔结构做了改进，在热水塔的中部增加了喷淋入口。
2)使用饱和塔对从气化单元来的粗煤气进行增温增湿，可节省大量中压过热蒸汽，显著的降低了变换单元的蒸汽消耗；
3)取消了预变炉，彻底解决了预变炉容易出现的超温、催化剂寿命短等技术难题；
4)使用热水塔对三变混合气进行降温减湿，减轻了后系统对变换低位余热的回收负荷，简化了余热回收流程设置，节省了设备投资。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程示意图；
图2为本发明实施例中热水塔的结构示意图。
具体实施方式
以下的附图实施例对本发明做进一步详细阐述。
实施例
本实施例的CO变换工艺配套壳牌粉煤气化造气生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型的化肥装置。
如图1和图2所示，该饱和热水塔高水气比CO变换工艺中所使用的热水塔的结构描述如下：
热水塔12塔体的顶部设有变换气出口121，塔体的底部设有工艺循环水出口122，塔体侧壁的下部设有三变混合气入口123，塔体侧壁的中部设有工艺循环水入口124，塔体侧壁的上部设有净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口125，并且所述的工艺循环水入口124和所述的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口125分别连接设置在所述塔体内的喷淋装置126。
使用上述热水塔12的饱和热水塔高水气比CO变换工艺步骤如下：
由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气温度160℃，压力3.7Mpa，在用管道将粗煤气从气化工段送到变换工段的过程中由于热量损失，粗煤气中的少量水蒸气会被冷凝生成冷凝液，粗煤气和凝液在管道系统内共存会导致管线和设备的腐蚀以及震动，所以粗煤气首先需要将其中的凝液分离出来，因此本实施例先将粗煤气送入气液分离器1，液体从气液分离器1的底部出口流出。从气液分离器1顶部出来的经过分液后的粗煤气进入饱和塔2侧壁下部，从热水塔12底部来的工艺循环水经过三次换热提温，温度增至200℃～220℃的工艺循环水从饱和塔2侧壁上部进入，粗煤气和工艺循环水逆流接触进行传热传质，工艺循环水温度逐渐降低到165℃～175℃，从饱和塔2底部送出，经饱和塔底泵3加压后送到热水塔12进行循环加热，同时抽出工艺循环水总量的3％～8％去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水系统累积。粗煤气在饱和塔2内被增湿同时提温，温度达到190～210℃、水/干气摩尔比达到0.7～1.0，增湿提温后的粗煤气从饱和塔2顶部送出。从界区来的温度400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽以及变换单元自产的温度251℃，压力4.0Mpa的饱和中压蒸汽，先后对粗煤气进行增湿提温，使其水/干气摩尔比到达1.3～1.5，温度达到230℃后进入粗煤气换热器4加热至260℃，进入第一变换炉5进行深度变换反应，出第一变换炉5的一变混合气温度约为460℃，CO干基体积含量约为8.0％。一变混合气进入中压废锅6产出温度251℃，压力4.0Mpa的饱和中压蒸汽，一变混合气温度降低到333℃，进入第三预热器7加热工艺循环水，一变混合气温度降低到230℃～240℃，然后送入第二变换炉8继续进行变换反应，出第二变换炉8的二变混合气温度约为270℃，CO干基体积含量约为1.0％～2.0％，二变混合气进入粗煤气换热器4对进第一变换炉5的粗煤气进行加热，同时二变混合气温度降到240℃，随后进入第二预热器9加热工艺循环水，二变混合气温度降低到210℃～220℃，进入第三变换炉10继续反应，出第三变换炉10的三变混合气温度约为215℃～225℃，CO干基体积含量约为0.4％，三变混合气进入第一预热器11加热工艺循环水，同时三变混合气温度降到185℃进入热水塔12侧壁下部，在热水塔12的中部与来自饱和塔2的工艺循环水进行逆流传质传热，在热水塔12的上部与来自后系统的净化工艺冷凝液以及补入的中压锅炉水进行逆流传质传热，净化工艺冷凝液以及补入的中压锅炉水和从饱和塔2来的工艺循环水混合后在热水塔12底部统称工艺循环水，三变混合气温度逐渐降低至168℃，从热水塔12顶部送出，去下游进行余热以及工艺冷凝液的回收。从热水塔12底部送出的工艺循环水温度升至180℃，经热水塔底泵13加压以及逐级换热后送饱和塔2。
对比例
对于采用壳牌粉煤气化造气生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型的化肥装置，进入变换工段的有效气(H2+CO)大约为85000Nm3/h，在此基准下对高浓度高水气比CO变换工艺和饱和热水塔高水气比CO变换工艺主要参数进行对比见表1。
表1
Figure BSA00000567933200051

Claims (2)

1.一种饱和热水塔高水气比CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气首先送入气液分离器(1)分离出液相；
从气液分离器(1)顶部出来的粗煤气从饱和塔(2)的下部进入饱和塔，与从上部进入饱和塔(2)的来自热水塔工艺循环水出口(122)的换热后温度为200℃～220℃的工艺循环水逆流接触进行传热传质，控制出饱和塔的粗煤气的温度为190～210℃、水/干气摩尔比为0.7～1.0；工艺循环水从饱和塔(2)底部出来从工艺循环水入口(124)送回热水塔(12)；
增湿提温后的粗煤气从饱和塔(2)顶部送出，然后与中压过热蒸汽以及中压饱和蒸汽混合后送入第一变换炉(5)进行深度变换反应；控制进入第一变换炉(5)的粗煤气的温度为250℃～280℃、水/干气摩尔比为1.3～1.5；
出第一变换炉(5)的一变混合气换热后送入第二变换炉(8)进行二次变换；控制进入第二变换炉(8)的一变混合气的温度为230℃～260℃；
出第二变换炉(8)的二变混合气换热至210℃～220℃后进入第三变换炉(10)继续反应；
出第三变换炉(10)的三变混合气换热降温后从三变混合气入口(123)进入热水塔(12)，依次与热水塔中部喷淋下来的工艺循环水、热水塔上部喷淋下来的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水进行逆流传质传热；在热水塔的顶部得到变换混合气，在热水塔的底部得到工艺循环水；
上述热水塔中工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7.0～10.0，并且该工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4.0～6.0。
上述热水塔塔体的顶部设有变换气出口(121)，塔体的底部设有工艺循环水出口(122)，塔体侧壁的下部设有三变混合气入口(123)，塔体侧壁的中部设有工艺循环水入口(124)，塔体侧壁的上部设有净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口(125)，并且所述的工艺循环水入口(124)和所述的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口(125)分别连接设置在所述塔体内的喷淋装置(126)。
2.根据权利要求1所述的饱和热水塔高水气比CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气首先送入气液分离器(1)分离出液相；
从气液分离器(1)顶部出来的粗煤气从饱和塔(2)的下部进入饱和塔，从热水塔(12)的工艺循环水出口(122)送来的工艺循环水依次送入第一预热器(11)、第二预热器(9)和第三预热器(7)换热至200℃～220℃后从饱和塔(2)的上部送入饱和塔，两者在饱和塔(2)内逆流接触进行传热传质；控制出饱和塔(2)的粗煤气的温度为190～210℃，水/干气摩尔比为0.7～1.0；在饱和塔(2)底部得到工艺循环水，该工艺循环水经饱和塔底泵(3)加压后从中部的工艺循环水入口(124)送入热水塔(12)；
增湿提温后的粗煤气从饱和塔(2)顶部送出，与从界区来的温度为400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽以及产自中压废锅(6)的温度为251℃、压力为4.0Mpa的饱和中压蒸汽混合，水/干气摩尔比达到1.3～1.5，对粗煤气进行增湿提温后送至粗煤气换热器(4)与二变混合气换热，升温至250℃～280℃，然后送入第一变换炉(5)进行深度变换反应，得到一变混合气；
将一变混合气送入中压废锅(6)产出温度为251℃、压力为4.0Mpa的饱和中压蒸汽；一变混合气在中压废锅(6)中降温后进入第三预热器(7)与所述的工艺循环水换热，对工艺循环水进行加热；
一变混合气降温到230℃～260℃后送入第二变换炉(8)继续进行变换反应，得到CO干基体积含量为1.0％～2.0％的二变混合气；
将所述的二变混合气送入粗煤气换热器(4)中与来自饱和塔(2)的粗煤气进行换热后送入第二预热器(9)与工艺循环水换热；换热后的二变混合气温度降到210℃～220℃后进入第三变换炉(10)继续反应；
出第三变换炉(10)的三变混合气送入第一预热器(11)对工艺循环水进行第一次加热，换热后的三变混合气从三变混合气入口(123)进入热水塔(12)，依次与热水塔中部喷淋下来的工艺循环水、热水塔上部喷淋下来的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水进行逆流传质传热；在热水塔的顶部得到变换混合气，在热水塔的底部得到工艺循环水；
上述热水塔中工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7.0～10.0，并且该工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4.0～6.0。
在热水塔(12)的顶部得到的变换混合气送去下游装置，从热水塔(12)底部送出的工艺循环水经热水塔底泵(13)加压后送去第一预热器(11)换热。
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Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102701149A (zh) * 2012-06-07 2012-10-03 王揽月 一种副产高品位蒸汽节能深度转化的水移热变换工艺
CN102888252A (zh) * 2012-10-08 2013-01-23 中国石油化工集团公司 一种饱和塔等温炉串绝热炉co变换工艺
CN102888253A (zh) * 2012-10-08 2013-01-23 中国石油化工集团公司 一种低水气低变串饱和塔等温co变换工艺
CN103881766A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种激冷循环co变换工艺
CN103881767A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种饱和塔循环co变换工艺
CN103879960A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种自循环co变换工艺

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1522994A (en) * 1975-09-18 1978-08-31 British Gas Corp Shift conversion processes
GB2237286A (en) * 1989-08-02 1991-05-01 Krupp Koppers Gmbh Process for the production of a hydrogen-rich gas
US5358696A (en) * 1993-12-01 1994-10-25 Texaco Inc. Production of H2 -rich gas
CN101050391A (zh) * 2007-03-30 2007-10-10 青岛联信化学有限公司 一种粉煤气化低水/气耐硫变换工艺
CN101050390A (zh) * 2007-04-27 2007-10-10 中国石化集团宁波工程有限公司 一种与粉煤气化配套的co变换工艺
CN102002403A (zh) * 2010-11-09 2011-04-06 中国石油化工股份有限公司 一种低水气比串中水气比的co变换工艺

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1522994A (en) * 1975-09-18 1978-08-31 British Gas Corp Shift conversion processes
GB2237286A (en) * 1989-08-02 1991-05-01 Krupp Koppers Gmbh Process for the production of a hydrogen-rich gas
US5358696A (en) * 1993-12-01 1994-10-25 Texaco Inc. Production of H2 -rich gas
CN101050391A (zh) * 2007-03-30 2007-10-10 青岛联信化学有限公司 一种粉煤气化低水/气耐硫变换工艺
CN101050390A (zh) * 2007-04-27 2007-10-10 中国石化集团宁波工程有限公司 一种与粉煤气化配套的co变换工艺
CN102002403A (zh) * 2010-11-09 2011-04-06 中国石油化工股份有限公司 一种低水气比串中水气比的co变换工艺

Cited By (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102701149A (zh) * 2012-06-07 2012-10-03 王揽月 一种副产高品位蒸汽节能深度转化的水移热变换工艺
CN102701149B (zh) * 2012-06-07 2014-05-28 王揽月 一种副产高品位蒸汽节能深度转化的水移热变换工艺
CN102888252A (zh) * 2012-10-08 2013-01-23 中国石油化工集团公司 一种饱和塔等温炉串绝热炉co变换工艺
CN102888253A (zh) * 2012-10-08 2013-01-23 中国石油化工集团公司 一种低水气低变串饱和塔等温co变换工艺
CN102888252B (zh) * 2012-10-08 2014-02-12 中国石油化工集团公司 一种饱和塔等温炉串绝热炉co变换工艺
CN102888253B (zh) * 2012-10-08 2014-02-12 中国石油化工集团公司 一种低水气低变串饱和塔等温co变换工艺
CN103881766A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种激冷循环co变换工艺
CN103881767A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种饱和塔循环co变换工艺
CN103879960A (zh) * 2014-03-24 2014-06-25 中石化宁波工程有限公司 一种自循环co变换工艺
CN103881766B (zh) * 2014-03-24 2015-06-10 中石化宁波工程有限公司 一种激冷循环co变换工艺

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