CN109665492A - 高水气比粗煤气组合变换工艺 - Google Patents

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王照成
孔秋生
刘海燕
肖敦峰
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    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
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    • C01B3/12—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents by reaction of water vapour with carbon monoxide
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Abstract

本发明公开了一种高水气比粗煤气组合变换工艺，将来自上游的高水气比原料气经分离器分离再送入过滤器过滤，出所述过滤器的原料气先送入绝热变换反应器进行变换反应，然后再送入控温变换反应器继续进行变换反应后送入下游工序；其中，绝热变换反应器包括位于外周的催化剂床层以及中心的中央集气管，所述中央集气管内沿轴向设置有多根换热管；所述原料气先进入绝热变换反应器的催化剂床层进行变换反应，然后经中央集气管收集的同时与所述换热管内的饱和蒸汽间接换热后出绝热变换反应器，所述饱和蒸汽换热后得到过热蒸汽出所述绝热变换反应器。工艺简单、设备占地面积小、节省投资和运行成本、阻力降低、安全可靠性好。

Description

高水气比粗煤气组合变换工艺
技术领域
本发明涉及一种粗煤气变换工艺，具体的说是一种高水气比粗煤气组合变换工艺。
背景技术
我国的煤化工事业高速发展，以煤为原料生产合成氨、尿素、甲醇、乙二醇、天然气以及油品等项目如雨后春笋般涌现出来。CO变换是现代煤化工技术中最重要的一环，其作用是通过变换反应调整合成气中一氧化碳和氢气的比例，以满足下游合成反应的需求。
CO变换的工艺选择往往要与煤气化技术相适应。对于水煤浆气化工艺(德士古、多喷嘴、多元料浆等)，其产生的粗煤气往往具有较高的水气比。变换反应是一个放热反应，且受热力学限制。对于水煤浆气化产生的粗煤气，传统的变换工艺需采用多段绝热变换反应器，以达到较高的变换深度。这一变换工艺需配置多段反应器和多台换热设备，存在工艺路线长、系统阻力大、工程投资大，运行能耗高等缺点。最近，随着控温变换反应器的出现，又出现了对控温变换反应器进行串联的新工艺，但该工艺相比于绝热变换工艺，尽管缩短了工艺流程，但存在无法副产高品位过热蒸汽，热量利用的品位较低，运行效益较差的问题。
将绝对反应器与控温变换反应器进行串联时，考虑到充分回收热能以及控温变换反应器的入口变换气温度要求，还需要在绝对反应器与控温变换反应器之间串联多个换热器或废热锅炉以逐级回收热能，这就导致设备投资和占地面积庞大、气体阻力降大，出绝对反应器的气体温度过高，对管道要求更高，导致设备投资进一步加大且存在安全性问题。
发明内容
本发明的目的是为解决上述技术问题，提供一种工艺简单、设备占地面积小、节省投资和运行成本、阻力降低、安全可靠性好的高水气比粗煤气组合变换工艺。
技术方案将来自上游的高水气比原料气经分离器分离再送入过滤器过滤，出所述过滤器的原料气先经预热器与出所述绝热变换反应器的变换气间接换热后送入绝热变换反应器进行变换反应，变换气先经所述预热器与所述原料气间接换热，然后再送入控温变换反应器继续进行变换反应后送入下游工序；其中，绝热变换反应器包括位于外周的催化剂床层以及中心的中央集气管，所述中央集气管内沿轴向设置有多根换热管；所述原料气先进入绝热变换反应器的催化剂床层进行变换反应，然后经中央集气管收集的同时与所述换热管内的饱和蒸汽间接换热后出绝热变换反应器，所述饱和蒸汽换热后得到过热蒸汽出所述绝热变换反应器。
出所述预热器的变换气再经中压废热锅炉与锅炉给水换热降温后送入控温变换反应器，所述锅炉给水经换热后得到饱和蒸汽送入所述绝热变换反应器的饱和蒸入口。
所述控温变换反应器为带有中压汽包的水移热控温变换反应器，所述出中压汽包的饱和蒸气送入所述绝热变换反应器的饱和蒸汽入口。
控制所述绝热变换反应器入口的原料气的温度范围为250～300℃，优选范围为265～285℃；出口的变换气的温度范围为360～450℃，优选范围为380～420℃。
控制所述控温变换反应器入口的变换气温度范围为220～350℃，优选范围为260～320℃；出口的变换气的温度范围为200～280℃，优选范围为200～250℃。
所述的高水气比原料气中水与其他气体组分的摩尔比为0.8～2.0，一氧化碳的干基体积含量为25～55％，压力范围为2.0～8.0MPaG。
本发明工艺结合了绝热变换和等温变换工艺的优点，既可以副产高品质过热蒸汽，又极大地缩短了工艺流程，减少了设备投资和催化剂消耗。和其他绝热变换反应器搭配等温变换反应器的工艺相比，本发明巧妙的将蒸汽过热器集成在绝热变换炉中，直接将来自水移热控温反应器副产的饱和蒸汽进行过热，从而在副产过热蒸汽的同时使得流程更为简化，减少了蒸汽过热器可降低设备和管道投资、减小占地面积、降低绝热变换炉出口变换气的温度、降低阻力降，有效的降低了系统能耗、增加了系统的安全性和可靠性。
本发明工艺具有以下有益效果：
(1)对高水气比CO干基含量适中的原料气适用性好，原料气中的一氧化碳干基体积含量为25～55％，水蒸汽/干气体积比范围为0.8～2。
(2)灵活可控：出口变换气中CO浓度可控，可适应下游产品需求。
(3)工艺流程短，设置合理：设置了绝热变换反应器和控温变换反应器，绝热变换反应器可过热饱和蒸汽，控温变换反应器可副产饱和蒸汽，两个反应器串联可直接副产过热蒸汽，流程合理紧凑，占地小，设备和管道投资少。
(4)流程变短，设备、阀门和管道数量减少，使得控制更为简便易行，运行更为安全稳定。
(5)系统阻力减小，可副产高品位过热蒸汽，运行成本降低，运行效益更高。
附图说明
图1为本发明流程图；
图2为绝热变换反应器的结构示意图。
图3为图2的截面图。
其中，A-分离器、B-过滤器、C-预热器、D-绝热变换反应器、E-水移热控温变换反应器、F-中压废热锅炉、G-中压汽包；
D1-中央集气管、D2-催化剂床层、D3-换热管、D4-原料气进口、D5-变换气出口、D6-饱和蒸汽入口、D7-过热蒸汽出口。
具体实施方式
参见图2，本发明中绝热变换反应器D包括位于外周的催化剂床层D2以及中心的中央集气管D1，所述中央集气管D1内沿轴向设置有多根换热管D3，所述绝热变换反应器D的原料气进口D4依次与催化剂床层D2、中央集气管D1和变换气出口D5连通；所述绝热变换反应器D的饱和蒸汽入口D6经所述多根换热管D3与过热蒸汽出口D7连通。
参见图1，
将来自上游的高水气比原料气(水与其他气体组分的摩尔比为0.8～2.0，一氧化碳的干基体积含量为25～55％，压力范围为2.0～8.0MPaG)经分离器A分离出分离夹带的水分，再送入过滤器B过滤除去对催化剂有害的粉尘和有毒物质；
出所述过滤器B的原料气经预热器C与出所述绝热变换反应器D的变换气间接换热后再送入绝热变换反应器D进行变换反应，控制所述绝热变换反应器D入口的原料气的温度范围为250～300℃，优选范围为265～285℃；出口的变换气的温度范围为360～450℃，优选范围为380～420℃；出绝热变换反应器D的变换气与经中压废热锅炉F与锅炉给水换热降温后送入水移热控温变换反应器E继续进行变换反应后送入下游工序，所述锅炉给水经换热后得到饱和蒸汽(压力范围为1.5～6.0MPaG)送入所述绝热变换反应器D饱和蒸入口D6；所述水移热控温变换反应器E带有中压汽包G可副产饱和蒸汽(压力范围为1.5～6.0MPaG)，出所述中压汽包G的饱和蒸气和中压废热锅炉F的饱和蒸气一起送入所述绝热变换反应器D的饱和蒸入口D6，控制所述水移热控温变换反应器E入口的变换气温度范围为220～350℃，优选范围为260～320℃；出口的变换气的温度范围为200～280℃，优选范围为200～250℃，出口变换气中CO干基浓度低于0.7mo l％。
其中，在所述绝热变换反应器D中，所述饱和蒸汽经饱和蒸汽入口D6通入换热管D3中，所述原料气经原料气进口D4进入绝热变换反应器D的催化剂床层D2进行变换反应，然后经中央集气管D1表面上的气孔收集径向进入中央集气管D1内，中央集气管D1内变换气温度高，下行同时与所述换热管D3内的饱和蒸汽间接换热后由变换气出口D5出绝热变换反应器D，所述饱和蒸汽换热后得到的过热蒸汽(饱和压力范围为2.0～6.0MPaG，温度为400℃)由过热蒸汽出口D7出所述绝热变换反应器D。
表1实施例中进出变换工序的工艺气组成
各组分摩尔分数(％) H2 CO CO2 H2O H2S N2 Ar
变换工序入口 10.5 34.1 2.6 52.5 0.1 0.1 0.1
变换工序出口 54.3 0.7 44.4 0.2 0.1 0.1 0.1

Claims (6)

1.一种高水气比粗煤气组合变换工艺,将来自上游的高水气比原料气经分离器分离再送入过滤器过滤，其特征在于，出所述过滤器的原料气先经预热器与出所述绝热变换反应器的变换气间接换热后送入绝热变换反应器进行变换反应，变换气先经所述预热器与所述原料气间接换热，然后再送入控温变换反应器继续进行变换反应后送入下游工序；其中，绝热变换反应器包括位于外周的催化剂床层以及中心的中央集气管，所述中央集气管内沿轴向设置有多根换热管；所述原料气先进入绝热变换反应器的催化剂床层进行变换反应，然后经中央集气管收集的同时与所述换热管内的饱和蒸汽间接换热后出绝热变换反应器，所述饱和蒸汽换热后得到过热蒸汽出所述绝热变换反应器。
2.如权利要求1所述的高水气比粗煤气组合变换工艺,其特征在于，出所述预热器的变换气再经中压废热锅炉与锅炉给水换热降温后送入控温变换反应器，所述锅炉给水经换热后得到饱和蒸汽送入所述绝热变换反应器的饱和蒸入口。
3.如权利要求1或2所述的高水气比粗煤气组合变换工艺,其特征在于，所述控温变换反应器为带有中压汽包的水移热控温变换反应器，所述出中压汽包的饱和蒸汽送入所述绝热变换反应器的饱和蒸汽入口。
4.如权利要求3所述的高水气比粗煤气组合变换工艺,其特征在于，控制所述绝热变换反应器入口的原料气的温度范围为250～300 ℃，出口的变换气的温度范围为360～450℃。
5.如权利要求3所述的高水气比粗煤气组合变换工艺,其特征在于，控制所述控温变换反应器入口的变换气温度范围为220～350℃，出口的变换气的温度范围为200～280℃。
6.如权利要求1所述的高水气比粗煤气组合变换工艺,其特征在于，所述的高水气比原料气中水与其他气体组分的摩尔比为0.8～2.0，一氧化碳的干基体积含量为25～55％，压力范围为2.0～8.0MPaG。
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