CN102337162B - 一种低水气比饱和热水塔co变换工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及到一种低水气比饱和热水塔CO变换工艺，其特征在于是将粗煤气气液分离后依次送入脱毒槽、预变换炉、第一变换炉、第二变换炉、第三变换炉进行变换反应，得到变换混合气送入热水塔，在热水塔内与工艺循环水、净化工艺冷凝液以及补入的中压锅炉水逆流接触进行传质传热，得到符合要求的CO变换混合气。与现有技术相比较，本发明使用饱和塔对一变混合气进行增温增湿，可节省大量中压过热蒸汽；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。
Description
技术领域
本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种低水气串饱和热水塔CO变换工艺。
背景技术
本世纪我国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，引进壳牌粉煤气化技术时，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。壳牌粉煤气化制得的粗合成气中CO体积含量大于60％，水蒸气体积含量小于20％，是一种水蒸气含量低CO含量高的粗煤气。变换单元是水蒸气和CO的等摩尔反应，但粗合成气中CO和水蒸气含量不匹配，需要补入大量水蒸气才能完成变换反应，造成变换单元中压蒸汽消耗居高不下，成为与壳牌粉煤气化技术配套的变换流程开发的重点和难点。
目前与壳牌粉煤气化相配套的变换流程，较普遍的采用了高水气比的耐硫变换工艺流程，其流程特点是在预变换炉入口添加大量中压过热蒸汽，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％。
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，严重影响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偏大，增加了企业的生产成本。
相比高水气比变换技术在壳牌粉煤气化装置上的广泛引用，采用低水气比变换技术的壳牌粉煤气化装置较少，其流程特点是在第一变换炉的入口不添加蒸汽，利用粗煤气自带的水蒸气进行变换反应，在后续的各变换炉入口添加适量蒸汽或工艺冷凝液，使各段变换炉入口水/干气摩尔比均控制在0.5以下，最终变换气出口CO干基体积含量一般高于0.6％。
如申请号为200710087573.2的中国发明专利所公开的《一种粉煤气化低水/气耐硫变换工艺》为低水气比CO耐硫变换工艺流程，各段变换炉入口水/干气摩尔比均控制在0.5以下。此变换工艺中的中压过热蒸汽消耗，相比高水气比变换技术降低了50％，但中压蒸汽消耗仍然偏大，变换单元能耗仍然较高。
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低水气比饱和热水塔CO变换工艺，以解决高水气变换工艺能耗高、预变换催化剂使用寿命短、运行费用高等问题，同时解决低水气比CO耐硫变换工艺中压过热蒸汽消耗偏大问题。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该低水气比饱和热水塔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粗煤气首先送入气液分离器分离出液相；
粗煤气从气液分离器顶部送出，换热至190～250℃后送入脱毒槽除去粗煤气中的杂质，然后进入预变换炉进行初步的变换反应，得到预变换混合气；
将预变换混合气的温度调整到200～240℃、水气比为0.145～0.165后进入第一变换炉继续进行变换反应，得到一变混合气；
出第一变换炉的一变混合气换热至165℃～185℃后从饱和塔下部送入，在饱和塔内与来自热水塔的工艺循环水出口的温度为195℃～205℃的工艺循环水逆流接触进行传热传质；一变混合气在饱和塔内被增湿提温后从饱和塔顶部送出；在饱和塔底部得到的工艺循环水从工艺循环水入口送回热水塔进行加热；
出饱和塔的一变混合气增湿提温后进入第二变换炉进行变换反应，得到二变混合气，控制进入第二变换炉的一变混合气水/干气摩尔比为0.4～0.6、温度为210℃～240℃；
二变混合气急冷增湿后温度为205℃～220℃、水气比为0.45～0.55，送入第三变换炉继续进行变换反应，得到三变混合气；
将三变混合气从三变混合气入口送入热水塔，在热水塔的中部与所述的工艺循环水逆流接触进行传质传热，在热水塔的上部与净化工艺冷凝液以及补入的中压锅炉水逆流接触进行传质传热，三变混合气从变换气出口送出去下游工序；在热水塔底部得到工艺循环水送去饱和塔；
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。
为了有效利用系统内的热源，上述工艺可以改进如下：
由粉煤气化工段送来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送入变换炉预热器与来自第一变换炉的一变混合气换热提温到190～250℃后送入脱毒槽除去粗煤气中的杂质，然后进入预变换炉进行初步的变换反应，得到预变混合气；
所述的预变混合气送入第一气液混合器中与来自管网的中压过热蒸汽充分混合后再用中压锅炉水进行激冷增湿，温度调整到200～240℃、水气比为0.145～0.165，然后进入第一变换炉继续进行变换反应，得到一变混合气；
出第一变换炉的一变混合气进入第二预热器与所述的工艺循环水换热后，温度降至245～265℃；然后进入第二换热器与出饱和塔的一变混合气换热，温度降低到200～220℃；再进入变换炉预热器加热来自气化工段的粗煤气，然后从下部送入饱和塔；控制进入饱和塔的一变混合气的温度为165℃～180℃；
一变混合气在饱和塔内与来自第二预热器温度为195℃～205℃的工艺循环水逆流接触，进行传质传热；在饱和塔的底部得到温度为130℃～150℃的工艺循环水从饱和塔的底部送出，经饱和塔底泵加压后从工艺循环水入口送回热水塔重新进行加热；
饱和塔顶部送出的一变混合气与从界区来的中压过热蒸汽混合，对一变混合气进行增湿提温后，温度达到185℃～195℃、水/干气摩尔比为0.4～0.6，然后进入第二换热器加热到210℃～240℃，进入第二变换炉进行变换反应；
出第二变换炉的二变混合气进入第二气液混合器与中压过热蒸汽以及中压锅炉水充分混合进行激冷增湿，温度调整到205℃～220℃、水气比为0.45～0.55，然后送入第三变换炉继续进行变换反应，得到三变混合气；
出第三变换炉的三变混合气进入第一预热器，与来自热水塔的工艺循环水出口的工艺循环水换热后温度降至185℃～195℃，从变换混合气入口进入热水塔；在热水塔的中部与来自饱和塔的工艺循环水逆流接触进行传质传热，在热水塔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逆流接触进行传质传热后从热水塔顶部送出，进入下游工序。
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、预变换过程中主要使用粗煤气自带的水蒸气进行变换反应，不添加或少量补入中压过热蒸汽，预变换炉出口的高温气体使用工艺冷凝液淬冷增湿降温后进入第一变换炉，减少了中压过热蒸汽用量，降低了能耗；
2、进入预变换炉的粗煤气水气比低，露点温度低，预变催化剂湿基运行空速也降低，可以避免高水气比变换流程预变催化剂极易出现的泡水板结问题，因此预变催化剂的使用寿命更长；
3、使用饱和塔对一变混合气进行增温增湿，节省大量中压过热蒸汽；
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；
5、第一变换炉内催化剂的运行温度和水气比均低于高水气比工艺，运行环境较温和，因此第一变换炉内的催化剂使用寿命增长，也起到了节省装置运行费用的效果。
二、与现有的高浓度低水气CO变换工艺相比较，本发明的优点在于：
1、使用饱和塔对一变混合气进行增温增湿，可节省大量中压过热蒸汽；
2、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；
本发明所提供的一种低水气比饱和热水塔CO变换工艺特别适合配套壳牌粉煤气化装置使用。
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
以下的附图实施例是结合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，对本发明作进一步详细描述。
如图1和图2所示，该低水气比饱和热水塔CO变换工艺如下：
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，所以粗煤气在进入预变换炉之前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顶部出来的粗煤气经变换炉预热器2与一变混合气换热提温到200℃，送入脱毒槽3除去粗煤气中的杂质，然后进入预变换炉4进行初步的变换反应，离开预变换炉4的360℃预变换混合气进入第一气液混合器5，与来自管网的少量中压过热蒸汽以及中压锅炉水进行激冷增湿，温度调整到210℃，水气比为0.155，进入第一变换炉6继续进行反应，出第一变换炉6的一变混合气温度约为331℃，CO干基体积含量约为23％。一变混合气进入第二预热器7加热工艺循环水，温度降至255℃，进入饱和塔顶气加热器8加热出饱和塔的一变混合气，温度降低到212℃，进入变换炉预热器2加热来自气化工段的粗煤气，温度降至178℃后进入饱和塔9侧壁下部，从热水塔14底部来的热工艺循环水通过两次换热提温，温度增至196℃的热工艺循环水从饱和塔9侧壁上部进入，和一变混合气水逆流接触进行传热传质，热工艺循环水温度逐渐降低到139℃，从饱和塔9底部送出，经饱和塔底泵16加压后送到热水塔14重新进行加热，一变混合气在饱和塔9内被增湿提温，从饱和塔9顶部送出，此时温度为184℃，水/干气摩尔比达到0.49，从界区来的温度400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽对一变混合气进行增湿提温，使其水/干气摩尔比到达0.50，温度到达189℃后进入饱和塔顶气加热器8加热到230℃，进入第二变换炉10进行变换反应，出第二变换炉10的二变混合气温度约为339℃，CO干基体积含量约为4.0％。二变混合气进入气液混合器11，与来自管网的少量温度400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽以及中压锅炉水充分混合，温度调整到215℃，水气比调整到0.50，进入第三变换炉12继续进行变换反应，出第三变换炉12的三变混合气温度约为233℃，CO干基体积含量约为0.47％，三变混合气进入第一预热器13加热工艺循环水，同时三变混合气温度降到185℃进入热水塔14侧壁下部，在热水塔14的中部与来自饱和塔9的工艺循环水进行逆流传质传热，在热水塔14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工艺循环水混合后在热水塔14底部统称工艺循环水，三变混合气温度逐渐降低至156℃，从热水塔14顶部送出，去下游进行余热和工艺冷凝液的回收。从热水塔14底部送出的工艺循环水温度升至179℃，经热水塔塔底泵15加压以及逐级换热至196℃后送饱和塔9。
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，在此基准下对高水气比和低水气比饱和热水塔CO变换工艺主要参数进行对比见表1。
表1
对于采用壳牌粉煤气化造气生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的化肥的典型装置，进入变换工段的有效气(H2+CO)为85000Nm3/h，在此基准下对低水气比变换工艺和低水气比串饱和热水塔变换工艺要参数进行对比见表3。
表3
Claims (2)
1.一种低水气比饱和热水塔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粗煤气首先送入气液分离器(1)分离出液相；
粗煤气从气液分离器(1)顶部送出，换热至190～250℃后送入脱毒槽(3)除去粗煤气中的杂质，然后进入预变换炉(4)进行初步的变换反应，得到预变换混合气；
将预变换混合气的温度调整到200～240℃、水气比为0.145～0.165后进入第一变换炉(6)继续进行变换反应，得到一变混合气；
出第一变换炉(6)的一变混合气换热至165℃～185℃后从饱和塔(9)下部送入，在饱和塔(9)内与来自热水塔(14)的工艺循环水出口(142)的温度为195～205℃的工艺循环水逆流接触进行传热传质；一变混合气在饱和塔(9)内被增湿提温后从饱和塔顶部送出；在饱和塔(9)底部得到温度为130℃～150℃的的工艺循环水从工艺循环水入口(144)送回热水塔(14)进行加热；
出饱和塔(9)的一变混合气增湿提温后进入第二变换炉(10)进行变换反应，得到二变混合气，控制进入第二变换炉(10)的一变混合气水/干气摩尔比为0.4～0.6、温度为210℃～240℃；
二变混合气急冷增湿后温度为205℃～220℃、水气比为0.45～0.55，送入第三变换炉(12)继续进行变换反应，得到三变混合气；
将三变混合气从三变混合气入口(143)送入热水塔(14)，在热水塔(14)的中部与所述的工艺循环水逆流接触进行传质传热，在热水塔的上部与净化工艺冷凝液以及补入的中压锅炉水逆流接触进行传质传热，三变混合气从变换气出口(141)送出去下游工序；在热水塔底部得到工艺循环水送去饱和塔(9)；
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(141)，塔体的底部设有工艺循环水出口(142)，塔体侧壁的下部设有三变混合气入口(143)，塔体侧壁的中部设有工艺循环水入口(144)，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(145)，并且所述的工艺循环水入口(144)和所述的净化工艺冷凝液以及中压锅炉水入口(145)分别连接设置在所述塔体内的喷淋装置(146)。
2.根据权利要求1所述的低水气比饱和热水塔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)顶部出来的粗煤气送入变换炉预热器(2)与来自第一变换炉的一变混合气换热提温到190～250℃后送入脱毒槽(3)除去粗煤气中的杂质，然后进入预变换炉(4)进行初步的变换反应，得到预变混合气；
所述的预变混合气送入第一气液混合器(5)中与来自管网的中压过热蒸汽充分混合后再用中压锅炉水进行激冷增湿，温度调整到200～240℃、水气比为0.145～0.165，然后进入第一变换炉(6)继续进行变换反应，得到一变混合气；
出第一变换炉(6)的一变混合气进入第二预热器(7)与所述的工艺循环水换热后，温度降至245～265℃；然后进入第二换热器(8)与出饱和塔(9)的一变混合气换热，温度降低到200～220℃；再进入变换炉预热器(2)加热来自气化工段的粗煤气，然后从下部送入饱和塔(9)；控制进入饱和塔(9)的一变混合气的温度为165℃～180℃；
一变混合气在饱和塔(9)内与来自第二预热器(7)温度为195℃～205℃的工艺循环水逆流接触，进行传质传热；在饱和塔(9)的底部得到温度为130℃～150℃的工艺循环水从饱和塔(9)的底部送出，经饱和塔底泵(16)加压后从工艺循环水入口(144)送回热水塔(14)重新进行加热；
饱和塔(9)顶部送出的一变混合气与从界区来的中压过热蒸汽混合，对一变混合气进行增湿提温后，温度达到185℃～195℃、水/干气摩尔比为0.4～0.6，然后进入第二换热器(8)加热到210℃～240℃，进入第二变换炉(10)进行变换反应；
出第二变换炉(10)的二变混合气进入第二气液混合器(11)与中压过热蒸汽以及中压锅炉水充分混合进行激冷增湿，温度调整到205℃～220℃、水气比为0.45～0.55，然后送入第三变换炉(12)继续进行变换反应，得到三变混合气；
出第三变换炉12的三变混合气进入第一预热器(13)，与来自热水塔的工艺循环水出口(142)的工艺循环水换热后温度降至185℃～195℃，从变换混合气入口(143)进入热水塔(14)；在热水塔(14)的中部与来自饱和塔(9)的工艺循环水逆流接触进行传质传热，在热水塔(14)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逆流接触进行传质传热后，从热水塔顶部送出，进入下游工序。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
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| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C53 | Correction of patent for invention or patent application | ||
| CB02 | Change of applicant information |
Address after: 100728 Beijing, Chaoyangmen, North Street, No. 22, No. Applicant after: Sinopec Corp. Applicant after: SINOPEC Ningbo Engineering Company Limited Applicant after: SINOPEC Ningbo Technology Research Institute Co., Ltd. Address before: 100728 Beijing, Chaoyangmen, North Street, No. 22, No. Applicant before: Sinopec Corp. Applicant before: Sinopec Ningbo Engineering Co., Ltd. Applicant before: Sinopec Ningbo Institute of Technology |
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| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant |