CN104150439A - 一氧化碳变换工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种一氧化碳变换工艺，解决了现有一氧化碳变换工艺复杂、流程长、系统温度控制不稳定、催化剂易失活的问题。技术方案包括粗煤气经煤气分离器气液分离后送煤气过滤器过滤，然后送入蒸汽混合器中与中压蒸汽混合，混合气送入煤气预热气与出等温反应器的反应气换热升温，升温后的混合气送入等温反应器进行反应，使原料气的反应转化率达90％以上，反应后的反应气送入所述煤气预热器与混合气换热降温后再送入低温绝热反应器进一步充分反应得到变换气。本发明工艺流程极其简单、控制可靠、设备投资低、运行成本低、节能降耗、可获得高品位蒸汽。

Description

一氧化碳变换工艺

技术领域

本发明涉及一种化工行业的变换工艺，具体涉及一种一氧化碳变换工艺。

背景技术

采用变换反应调整煤气中CO与H₂的比例，从而制取化工产品如甲醇、合成氨、天然气等是煤化工中一个重要的途径。以合成氨为例，合成氨生产需要的原料气是氢气和氮气，而粗煤气一般含有较大量的CO，高者可达70％以上，需要将其与水反应转化成CO₂与H₂。一氧化碳变换是粗煤气借助于催化剂的作用，在一定温度下，在变换反应器中与水蒸汽反应，生成二氧化碳和氢气的工艺过程。

变换反应属强放热反应，且是一个热力学控制的过程，工业上变换装置多采用绝热固定床反应器，这种反应流程一般配置多段反应器和多台换热设备，工艺路线长，系统阻力大，工程投资大，运行能耗高、低品位热能多但却不能有效利用，系统能耗高，反应器易飞温、催化剂容易高温失活等问题。

发明内容

本发明目的是为了解决上述技术问题，提供一种工艺简单、控制可靠、设备投资低、运行成本低、节能降耗、获得高品位蒸汽的一氧化碳变换工艺。

本发明工艺中，粗煤气经煤气分离器气液分离后送煤气过滤器过滤，然后送入蒸汽混合器中与中压蒸汽混合，混合气送入煤气预热气与出等温反应器的反应气换热升温，升温后的混合气送入等温反应器进行反应，使原料气的反应转化率达90％以上，反应后的反应气送入所述煤气预热器与混合气换热降温后再送入低温绝热反应器进一步充分反应得到变换气。

所述混合气经煤气预热器换热后升温至300-340℃；所述反应气经煤气预热器换热降温至230-270℃后再送入低温绝热反应器，出低温绝热反应器后原料气的反应转化率达99.5％以上。

所述等温反应器包括壳体，所述壳体内的上段和下段分别设有上室布水器和下室布水器，所述上室布水器与下室布器之间经均匀布置的多根换热管连接，所述上室布水器与壳体顶部的水汽出口管连通，下室布水器与壳体底部的锅炉给水管连接，所述壳体顶部设有原料气进口、底部设有反应气出口管，所述壳体的中段填充有催化剂床层，反应室中心管位于壳体中段中心线位置且与反应气出口管连通；所述粗煤气由原料气进口进入壳体内，在穿过催化剂床层时与催化剂发生反应，反应后的气体经反应室中心管由反应气出口管排出；所述锅炉给水由锅炉给水进口进入下室布水器，由下室布水器进入换热管与管外的催化剂床层间接换热，换热后的水汽经上室布水器由水汽出口引出。

所述反应室中心管上均匀开有多个小孔，小孔孔径为0.1mm～20mm。

所述上室布水器位于上室支撑板内，所述上室支撑板距离壳体壁面具有环隙，所述混合气经环隙向下流入催化剂床层。

所述下室布水器位于下室支撑板内。

所述壳体上的水汽出口管均匀布置有2根，所述锅炉给水管均匀布置有2根。

所述水汽出口管与汽包的蒸汽管道连接，所述锅炉给水管与汽包的锅炉给水管道连接，所述锅炉给水经汽包送入等温反应器的锅炉给水管内，蒸汽由水汽出口管引出经汽包的蒸汽管道外送。

发明人改变了过去一氧化碳变换工艺采用多段绝热反应器及多台换热器串联的流程，改用一台恒温的等温反应器，同时为提高粗煤气的转化率，仅串联了一台低温绝热反应器，并对等温反应器的结构也进行了改进，主要表现在以下方面。

首先，发明人设置等温反应器串联低温绝热反应器来使粗煤气进行充分变换反应。通过设置等温反应器维持系统恒温在320～340℃，便于控制系统温度，有效防止系统升温，避免催化剂高温失活；设置串联的绝热反应器，保持系统低温控制在250～270℃，利用低温下绝热反应器内充分反应的原理，使系统内粗煤气充分反应，提高原料气转化率。

其次，发明人对等温反应器进行改进，通过向换热管内通入锅炉给水，可对等温反应器内的催化剂床层高效换热，移除变换反应热量，保证等温反应器内温度恒定，避免催化剂高温失活，同时副产高品位蒸汽，改变传统绝热多段变换反应流程，优化工艺流程，减少反应器及换热器的数量，节省装置投资，便于操作管理；通过设置下室布水器，使锅炉给水能均匀的进入每根换热管中，保证催化剂床层温度均匀，避免床层温度不均导致的催化剂失活，提高催化剂的使用寿命。

进一步的，将反应室中心管设置在壳体中段的中心线上，保证混合气以尽可能长的行程穿过催化剂床层与催化剂进行充分反应，然后再进入反应室中心管；在反应室中心管的下段管壁上均匀开有多个小孔，这样就可使混合气向催化剂床层中心集中的同时还增加了下行的路线才能由反应室中心管引出，提高催化反应的均匀性和系统的稳定性。小孔孔径为0.1mm～20mm，过大会造成原料气未充分进行催化反应就通过大孔离开系统，从而降低原料气转化率，也造成原料的浪费；过小会加大系统阻力降，使发生变换反应后的气体不能及时移出系统。

所述上室布水器和下室布水器可安装在对应的上室及下室支撑板内，所述上室支撑板距离壳体壁面具有一定环隙，起到为混合气导向作用，使混合气经环隙沿壳体壁面下行，从催化剂床层的周部向中部行进。

再次，发明人设置煤气预热器，利用等温反应器出口反应气与混合气换热，一方面升高混合气温度，提高等温反应器内初期反应速率，另一方面降低变换气温度以进入下段绝热反应器更充分地进行变换反应，达到合理利用能量的目的；

本发明工艺仅有两级变换反应段，温度控制更为简单可靠，易于操作，设备紧凑、装置占地面积小、设备投资和运行成本低，一氧化碳变换效率高、同时副产高品位蒸汽，具有广阔的市场应用前景，尤其适用于高浓度一氧化碳的粗煤气变换系统，对粗煤气中的一氧化碳进行充分变换，变换效率高。

附图说明

图1为本发明工艺流程图；

图2为本发明中等温反应器的结构示意图；

图3为等温反应器中热换管及布水器的立面图。

其中：A-煤气分离器、B-煤气过滤器、C-蒸汽混合器、D-煤气预热器、E-等温反应器、F-绝热反应器、G-汽包。

1-原料气进口、2-反应气出口管、3-锅炉给水进口管、4-水汽出口管、5-催化剂进口、6-催化剂出口、7-上室布水器、8-下室布水器、9-反应室中心管、10-环隙、11-上室支撑板、12-下室下支撑板、13-换热管、14-小孔、15-催化剂床层、16-壳体。

具体实施方式

下面结合附图对本发明作进一步解释说明：

煤气分离器A、煤气过滤器B、蒸汽混合器C和煤气预热器D，所述蒸汽混合气经煤气预热器D的管程或壳程与等温反应器E连接，所述等温反应器E再经煤气预热器D的壳程或管程与绝热反应器F连接；

等温反应器E的结构为包括壳体16，所述壳体16内的上段和下段分别设有安装上室支撑板11内的上室布水器7和安装在下室支撑板12内下室布水器8，所述上室支撑板11距离壳体16壁面具有环隙10，所述上室布水器7与下室布器8之间经均匀布置的多根换热管13连通，所述上室布水器7与壳体16顶部2根均匀布置的水汽出口管4连通，下室布水器8与壳体16底部2根均匀布置的锅炉给水管3连通，所述壳体16顶部还设有原料气进口1，底部设有反应气出口管2，所述壳体16的中段填充有催化剂床层15，反应室中心管9的位于壳体16中段中心线位置且与反应气出口管2连通，所述反应室中心管9下段均匀有开有多个小孔14，小孔孔径为0.1mm～20mm，所述等温反应器的高径比为2.0：1～3.5：1。所述壳体上还设有与催化剂床层15连通的催化剂进口5和催化剂出口5。所述水汽出口管4与汽包G的蒸汽管道连接，所述锅炉给水进口管3与汽包G的锅炉给水管道连接。

工艺过程：

参见图1，粗煤气(温度165～260℃，压力3.0～6.5MPaG)经煤气分离器A气液分离后送入煤气过滤器B过滤出固体颗粒，过滤后的粗煤气(含尘量降至1mg/Nm³以下)，然后送入蒸汽混合器C中与蒸汽混合(所述蒸汽来自等温反应器E顶部引出的部分蒸汽)，粗煤气与蒸汽混合形成混合气送入煤气预热器D中与出等温反应器E的反应气换热升温至300-340℃，升温后的混合气送入等温反应器E进行反应，使粗煤气转化率达90％以上，反应后的反应气送入所述煤气预热器D与混合气换热降温至230-270℃后再送入低温绝热反应器F进一步充分反应得到变换气(转化率达99.5％以上)。锅炉给水由经汽包G的锅炉给水管道送入等温反应器E底部的锅炉给水进口管3，所述等温反应器E顶部引出的蒸汽(320～340℃的饱和蒸汽)经水汽出口管4引出后再经汽包G的蒸汽管道部分回送至蒸汽混合器C，其余部分外送。

参见图2，在所述等温反应器E中，所述混合气由原料气进口1进入壳体16上段再经上室支撑板11导向，经上室支撑板11与壳体15间的环隙10沿壳体16的壁面下行，在穿过催化剂床层15时与催化剂发生反应，反应后的气体经反应室中心管9下段的小孔14进入反应气出口管2内，最后由反应气出口管2排出；所述锅炉给水由锅炉给水进口管3进入下室布水器8，由下室布水器8进入换热管13与管外的催化剂床层15间接换热，换热后的水蒸汽经上室布水器7由水汽出口管4引出。由于等温反应器E中持续锅炉给水的通入，能够不断移走催化反应产生的热量，使等温反应器E内的温度恒定，使混合气能够在反应器内充分反应，不会出现反应器易飞温、催化剂容易高温失活等问题。同样由于等温反应器的温度控制恒定，因此相对于绝热反应器而言，等温反应器E设备的材料成本及制造难度也相应相降，设备投资更低。

所述绝热反应器E为变换工艺现有常用反应器，具体结构在此不作详述。所述布水器可以为盘管。

以处理100000Nm³/h的CO+H₂变换工艺为例，若采用本方明的新工艺与等温反应器，反应器温度控制平稳、催化剂能高效利用不失活、变换段数只需等温反应器与绝热反应器两段，能有效地提高原料气转化效率(达99.5％以上)，同时副产蒸汽外送，节能降耗增效效果明显。同时采用本发明的系统由于流程简单，设备数量少，不需要频繁检修和检修设备少，可极大地降低设备的维护费用。直接减少设备投资约100万元，节约运行成本约200万元，外送蒸汽产生附加效益约300万元，总计可产生600万元的经济效益。

Claims (8)

1.一种一氧化碳变换工艺，其特征在于，粗煤气经煤气分离器气液分离后送煤气过滤器过滤，然后送入蒸汽混合器中与中压蒸汽混合，混合气送入煤气预热气与出等温反应器的反应气换热升温，升温后的混合气送入等温反应器进行反应，使原料气的反应转化率达90％以上，反应后的反应气送入所述煤气预热器与混合气换热降温后再送入低温绝热反应器进一步充分反应得到变换气。

2.如权利要求1所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述混合气经煤气预热器换热后升温至300-340℃；所述反应气经煤气预热器换热降温至230-270℃后再送入低温绝热反应器，出低温绝热反应器后原料气的反应转化率达99.5％以上。

3.如权利要求1或2所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述等温反应器包括壳体，所述壳体内的上段和下段分别设有上室布水器和下室布水器，所述上室布水器与下室布器之间经均匀布置多根换热管连接，所述上室布水器与壳体顶部的水汽出口管连通，下室布水器与壳体底部的锅炉给水管连接，所述壳体顶部设有原料气进口、底部设有反应气出口管，所述壳体的中段填充有催化剂床层，反应室中心管位于壳体中段中心线位置且与反应气出口管连通；所述粗煤气由原料气进口进入壳体内，在穿过催化剂床层时与催化剂发生反应，反应后的气体经反应室中心管由反应气出口管排出；所述锅炉给水由锅炉给水进口进入下室布水器，由下室布水器进入换热管与管外的催化剂床层间接换热，换热后的水汽经上室布水器由水汽出口引出。

4.如权利要求3所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述反应室中心管的下段均匀开有多个小孔，小孔孔径为0.1mm～20mm。

5.如权利要求3所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述上室布水器位于上室支撑板内，所述上室支撑板距离壳体壁面具有环隙，所述原料气经环隙向下流入催化剂床层。

6.如权利要求3所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述下室布水器位于下室支撑板内。

7.如权利要求3所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述壳体上的水汽出口管均匀布置有2根，所述锅炉给水管均匀布置有2根。

8.如权利要求3-8任一项所述的一氧化碳变换工艺，其特征在于，所述水汽出口管与汽包的蒸汽管道连接，所述锅炉给水管与汽包的锅炉给水管道连接，所述锅炉给水经汽包送入等温反应器的锅炉给水管内，蒸汽由水汽出口管引出经汽包的蒸汽管道外送。