CN110498391B - 一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，本发明工艺流程短，系统可靠、系统阻力小，设备数量少，占地少，控制简单，投资和运行费用低；分段式轴径向变换反应器的应用解决了高一氧化碳含量原料气变换反应原料气负荷变动导致的易超温、控温难的问题，相比于分层进气的轴向变换反应器，变换炉压降和设备直径、高度减小，设备投资大大降低；可控等温反应器副产的高压饱和蒸汽可以进行过热，无需再设置外部过热炉或与其他装置热联合，降低了投资和操作难度；系统补充水气比采用喷入激冷水和自产饱和蒸汽的方法就能满足，无需从界区外引入高压过热蒸汽，降低了能耗；通过设置带有控制阀的可控温饱和蒸汽发生系统，可以迅速、有效调节变换气温度。

Description

一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺

技术领域

本发明涉及一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺。

背景技术

一氧化碳变换装置在新型煤化工装置中具有极其重要的地位，它是将上游气化装置来的粗合成气，在催化剂的作用下，根据下游产品对氢碳比的要求，全部或部分反应生成氢气。不同产品要求对变换工艺流程的设置有较大的影响。对于生产氢气、合成氨的装置，通常需要将一氧化碳尽可能全部转化为氢气；对于生产羰基合成气的装置，例如合成甲醇、乙二醇、合成油、天然气等，变换反应深度较浅，需根据产品要求调整合成气中一氧化碳和氢气的比例。新型连续加压煤气化技术主要分为水煤浆气化技术（例如GE、多喷嘴、多元料浆等），粉煤气化技术（壳牌、东方炉、航天炉、GSP等）。粉煤气化产出的粗合成气浓度通常高出水煤浆气化10%~20%，尤其是激冷型粉煤气化产出的粗合成气不仅一氧化碳浓度高，而且水气比较高，为0.7~1.0，变换反应推动力大，极易引起变换炉的超温，给变换反应的流程设置带来一定的难度。

对于制氢或合成氨装置，在变换阶段需要将粗合成气中的一氧化碳全部转化为氢气，因此反应的深度大，通常需要水气比在1.2以上才能满足要求。而粉煤气化产生的粗合成气中水气比通常低于1.0，而且由于一氧化碳含量较高，极易引起第一变换炉的超温，故通常采用高水气比补充水气工艺，即通过在第一变换炉前加入大量水蒸气，将水气比提高至1.4以上甚至更高，从而既能满足变换深度要求，也可以避免了变换炉超温。但该工艺存在以下问题：①能耗较高，多添加的蒸汽在下游还要通过水冷等以凝液的方式回收，增加了低品位热量回收的投资。②流程设置较长，通常需要设置包括预变换炉在内的三至四段变换流程，投资较高。③催化剂在高水气工况下易发生反硫化，对煤中最低硫化氢浓度含量要求较高，从而缩小了原料煤选择范围。④催化剂在高温高水气比苛刻条件下运行，使用寿命短。申请号为CN201410381658.1 的中国发明专利《一种能延长催化剂使用寿命的CO变换工艺》提出了一种改进型的高水气工艺，以减少高水气变换工艺补加蒸汽总量，将粗煤气合理分为两股，将某一股配加蒸汽至高水气比进入第一变换炉进行深度变换反应，且使反应接近平衡，靠高水气比和化学平衡控制第一变换炉超温，出口变换气经热回收后再与未反应的另一股粗煤气混合进入第二变换炉，此时混合气的一氧化碳浓度基本接近水煤浆气化粗合成气一氧化碳浓度。该浓度下的变换反应较缓和，不会再有超温危险，然后继续后续变换反应。该工艺节省了蒸汽，而且避免了第二变换炉超温的情况，但同样存在以下问题：第一变换炉反应条件苛刻，影响催化剂使用寿命，且蒸汽消耗依然较高；低负荷工况下第一变换炉催化剂装填量相对过高，反应推动力大，易引起超温，因此需要严格控制分股气量配比，操作难度大。

对于废锅型粉煤气化技术，虽然粗合成气中一氧化碳含量较高，但水气比较低，通常在0.15~0.25，因此配套变换工艺也可采用低水气比工艺。即将粗合成气依次经过四至五段变换反应，从第一变换炉之后的每段变换炉入口增加锅炉水或少量蒸汽对变换气进行激冷，提高水气比，直至最后变换炉出口一氧化碳含量满足要求。相比于高水气比工艺，该流程的主要优点是利用了变换热，采用逐级淬水的方式补充反应的水气比，不足的水气比再添加蒸汽进行补充，利用廉价的水替代高品位的蒸汽，大幅度降低了蒸汽用量和冷凝液的排放量。经济效益要好于传统高水气工艺。但该工艺同样存在以下问题：①激冷型粉煤气化技术产出的粗合成气水气比和一氧化碳含量均较高，全气量通过第一变换炉极易引起超温，因此不适用。②由于采用逐级淬水方式，第一变换炉反应深度相比高水气比工艺不足，因此通常需要设置四至五段变换，工艺流程较长，投资较高，占地较多。

中低水气比工艺是将中水气比（0.7~1.0）的粗煤气在不补加蒸汽的前提下全部进入第一变换炉进行反应，而后续的变换炉则采用低水气比工艺，反应需补充的水分用淬水替代，基本不需添加蒸汽。通过减少第一变换炉催化剂装填量，使变换反应远未达到反应平衡的方法来控制床层的温度在可控范围，后续的变换反应则根据反应深度的要求逐步补充锅炉水，基本不需要添加蒸汽。但该方法同样存在一定的局限性，由于高一氧化碳含量和较高水气比的双重作用，反应的推动力较大，平衡温距大，催化剂的用量必须精确计算。如果催化剂装填量超出范围，则会造成反应深度加大而导致超温；对于开车负荷较低的阶段，粗合成气量往往只有正常量的一半甚至更低，对于同样催化剂装填量，则极易引起超温。申请号为CN201020561656.8 的中国实用新型专利《一种用于高浓度CO原料气进行变换反应的反应器》在催化剂动力学控制方法的基础上进行了改进，提供了一种变换炉的分层装填分段进气专利技术。通过原料分股，一部分进入变换炉进行反应，一部分走旁路作为激冷气，与反应后的变换气混合，从而降低床层温度。由于影响反应温度的因素较多，分股的比例、催化剂的装填量、原料气负荷、水气比波动都会造成反应温度的变动，因此该方法的控制系统设计较为复杂。

以上几种为传统的用于高浓度一氧化碳制氢或合成氨的方法，随着变换技术的发展，又开发了以等温变换炉为主体的等温变换工艺技术，即通过设置埋藏在变换炉催化剂床层内的水管将变换反应放出的热量导出，在任何操作条件下，尤其是开车、低负荷运行下，水循环系统可保持变换炉温度稳定，同时副产高等级的饱和蒸汽。对于高浓度一氧化碳变换反应来说，采用等温变换反应工艺较好的解决了变换反应超温的问题，从而使流程得到简化，通常设置两级反应即可；控制系统简单，系统可靠性好；对于制氢和合成氨配套变换工艺来说，只需添加自产饱和蒸汽或少量过热蒸汽满足变换深度要求即可，设备投资和运行成本也较传统工艺低很多，占地面积也只有传统工艺的60%，是未来变换工艺重点发展的方向之一。例如，申请号为CN201410662794.8的《一种可控移热反应器》、申请号为CN201520522410.2 的《去除粗煤气中CO等温变换系统》提出的轴向式等温反应器及其配套工艺；申请号为CN200910056717.7的《换热器内置冷壁式变换反应器及变换反应器与下游换热设备的直连结构》、申请号为CN201510107191.6 的《高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统》提出的轴向式等温反应器及其配套工艺。

但目前应用的等温变换技术，均存在以下问题：①等温变换炉汽包副产的蒸汽为饱和蒸汽，无法生产更高品质的过热蒸汽。变换装置为蒸汽富余装置，通常多余的蒸汽要通过蒸汽管网供全厂其他用户使用，而饱和蒸汽温度降低易产生凝液，无法进入管网。传统绝热变换炉出口温度较高，通常在400℃以上，可以为饱和蒸汽进行过热，而等温变换炉由于反应热大部分被水循环系统带走，出口温度只有300℃左右，无法提供过热源，只能通过单独设置加热炉或与其他装置进行热联合，增加了工艺的复杂性与设备投资。②等温变换炉温度难以调节。由于上游负荷变动、水气比波动、催化剂末期提温等因素的影响，变换炉出口温度需要经常调节。由于汽包和换热管之间为水循环为自然循环，即利用水的静压头和换热管内两相流的密度差产生的推动力形成的水汽循环，因此在移除反应热的控制上具有一定难度。申请号为CN201610194370.2 的发明专利《一种等温反应器催化剂床层温度调节装置》提出了通过在饱和蒸汽出口管线上增设调节阀，控制汽包产汽压力以控制催化剂床层温度的方法，但该调节方法受蒸汽管网压力波动的影响较大，必须先通过改变汽包压力才能调节饱和水的温度，具有一定的滞后性。③目前制氢或合成氨配套变换工艺副产饱和蒸汽压力方案通常有两种：第一，副产饱和蒸汽高于变换系统压力，添加至第一变换炉前以补充系统所需的水气比。若等温反应器列管一旦发生泄漏，则会引起催化剂泡水损坏，存在安全隐患；第二，副产饱和蒸汽压力低于变换系统压力，则出现上文所述蒸汽无处过热的问题，由于系统水气比的要求，还需要从界外引一定量的过热蒸汽补入系统，增加了投资及操作费用。

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，提供一种流程简单，系统可靠、系统阻力小、温度控制良好、操作简单、设备投资低的工艺方法。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于包括以下步骤：将来自上游的含高浓度一氧化碳的粗合成气先经过气液分离器分离夹带的水分，然后进入原料气加热器加热至变换催化剂起活温度，再经过脱毒槽过滤掉粉尘和有毒物质；

净化后的原料气分为两路，一路经过分段式轴径向绝热变换反应器，出口的高温变换气先经过高压蒸汽过热器过热自产的高压饱和蒸汽，出口变换气根据需要用于补充自产饱和蒸汽以提高系统水气比，再经过一个或一组余热换热器对变换气进行取热后，与另一路粗合成气混合；

混合后的变换气根据变换深度需要补充中压锅炉水后，进入一可控等温变换反应器，副产高压饱和蒸汽，出口变换气依次经过一个或一组余热换热器，以及低压蒸汽过热器，对自产低压蒸汽过热器过热后，再补入中压锅炉水，进入第三段变换炉进行变换反应；

反应出口的变换气进入下游低品位热量回收系统。

在上述方案中，所述的分段式轴径向绝热变换反应器包括内部中空的筒体，该筒体的顶部具有上封头、底部具有下封头，所述筒体内设置有沿中心轴线竖向延伸并用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管，所述中心管的外围区域沿轴向自上而下分隔为相对独立的第一绝热区、第二绝热区及第三绝热区，且相邻绝热区之间采用隔板进行隔离，各绝热区均具有粗合成气进料口、催化剂装卸料口，所述第一绝热区、第二绝热区的粗合成气进料口管线上分别设有密封气进料口以及开关阀，变换气出口设置在所述的下封头处。本发明的分段式轴径向绝热变换反应器是一种新型催化剂动力学控制反应器，其解决了高一氧化碳含量原料气变换反应原料气负荷变动导致的易超温、控温难的问题，相比于分层进气的轴向变换反应器，本发明的分段式轴径向绝热变换反应器压降和设备直径、高度减小，设备投资大大降低。

上述绝热区的数量还可以根据粗合成气量及负荷变化程度，减少为两段或增加为多段，每段的高度及催化剂装填量可有所不同，以适应不同需求。

优选地，所述第一绝热区具有粗合成气一段进料口，密封气一段进料口、一段催化剂装料口；第二绝热区具有粗合成气二段进料口、密封气二段进料口、二段催化剂卸料口、二段催化剂装料口；第三绝热区具有粗合成气三段进料口、三段催化剂卸料口、三段催化剂装料口；粗合成气一段进料口和粗合成气二段进料口上设有开关阀。

优选地，所述第二绝热区内设有气体分布器，用于均布从反应器中间筒体进入的粗合成气。

优选地，所述的第一绝热区和第二绝热区的高度分别占催化剂床层总高度的25%，第三绝热区高度占催化剂床层总高度的50%。

优选地，所述的密封气为对反应没有影响且对最终产品也没有影响的一股连续高压气体，该高压气体选自氮气、蒸汽、工艺气、来自低温甲醇洗循环气压缩机出口的气体。

优选地，所述可控等温变换反应器的锅炉水下降总管分为两根，其中一根总管设有控制阀，并和与其相连接的列管、蒸汽上升总管组成一个可控饱和蒸汽发生系统。通过调节该控制阀的压降来控制所述系统内的水气自然循环比，从而达到控制出口变换气温度的目的。当然，锅炉水下降总管也可以为多根，可以在其中多根上设置所述的控制阀，以更好的调节调节锅炉水循环量。

进一步优选，锅炉水下降管控制阀后与汽包锅炉水进口管之间，可设置旁路连接，通过将外界锅炉水在变换炉与汽包之间的强制循环，提高传热量，控制变换炉的温度，作为变换系统在开车期间或低负荷运行期间自然循环方式取热不足的补充措施。

优选地，所述来自上游的含高浓度一氧化碳原料气中一氧化碳干基体积含量30~90%，水/绝干气体积比为0.1~1.6，压力范围为1.0~9.0MPaG。

优选地，所述低压蒸汽过热器副产饱和蒸汽压力范围为0.1~2.5MPaG；所述高压蒸汽过热器副产饱和蒸汽压力范围为2.5~8.0MPaG。

优选地，所述的粗合成气加热器为一个或多个换热器串联或并联组合，其粗合成气出口温度为150~350℃；所述的混合气的温度要求在露点之上，且应能达到催化剂的起活温度；所述的余热换热器为一个或多个换热器串联或并联组合，余热换热器一侧为冷流体，可以包括不局限于工艺物料、公用工程介质等，例如脱盐水、低压饱和蒸汽、粗合成气、锅炉给水等，余热换热器另一侧热流体为变换气，出口温度为50~400℃。

本发明的下游低品位热量回收是用于对变换气冷却降温，并分离凝液的一台或多台设备的组合系统，可以包括但不局限于蒸汽发生器、脱盐水预热器、锅炉给水预热器、气液分离器、洗涤塔等。

在本发明中，第三段变换炉可采用所述的可控等温反应器，也可采用普通的轴向或轴径向反应器串联一台低压蒸汽发生器。

与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明的适用范围广泛，适用于煤化工装置中制氢和合成氨配套一氧化碳变换技术流程，一氧化碳干基体积含量为30~90%，水/绝干气体积比为0.1~1.6的原料，且本发明工艺流程短，系统可靠、系统阻力小，设备数量少，占地少，控制简单，投资和运行费用低；分段式轴径向变换反应器的应用解决了高一氧化碳含量原料气变换反应原料气负荷变动导致的易超温、控温难的问题，相比于分层进气的轴向变换反应器，变换炉压降和设备直径、高度减小，设备投资大大降低；可控等温反应器副产的高压饱和蒸汽可以进行过热，无需再设置外部过热炉或与其他装置热联合，降低了投资和操作难度；系统提高水气比采用喷入激冷水和自产饱和蒸汽的方法就能满足，无需从界区外引入高压过热蒸汽，降低了能耗；通过设置带有控制阀的可控温饱和蒸汽发生系统，可以迅速、有效调节变换气温度，对产汽压力无影响；对于催化剂末期需提温的工况，只需适当调节控制阀开度。

附图说明

图1为本发明实施例的工艺流程图；

图2为图1中分段式轴径向绝热变换反应器的结构示意图；

图3为图1中可控等温反应器的结构示意图；

图4为本发明实施例中另一工艺流程图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

本实施例用于高浓度一氧化碳全部变换工艺的设备包括：如图1所示，气液分离器1、原料气加热器2、脱毒槽3、分段式轴径向绝热变换反应器4、高压蒸汽过热器5、1#余热换热器6、1#可控等温变换反应器7、2#余热换热器8、低压蒸汽过热器9、2#可控等温变换反应器10、1#绝热变换反应器41、2#绝热变换反应器101、低压蒸汽发生器102。

上述气液分离器1的侧部具有促合成气入口，顶部具有合成气出口，底部具有工艺凝液出口；原料气加热器2的入口与来自气液分离器1的合成气相连，原料气加热器2的出口与脱毒槽3的顶部入口相连，脱毒槽3的底部出口分为两路，一路与分段式轴径向绝热变换反应器4的顶部入口相连，分段式轴径向绝热变换反应器4底部输出的物料经高压蒸汽过热器5、1#余热换热器6后与另一路汇合，1#可控等温变换反应器7的顶部具有供汇合后的物料输入的进口，1#可控等温变换反应器7的底部出口上依次连接2#余热换热器8、低压蒸汽过热器9，低压蒸汽过热器9的输出端与2#可控等温变换反应器10的入口相连接，2#可控等温变换反应器10的底部具有物料输出口。

其中，分段式轴径向绝热变换反应器4的结构可替换为1#绝热变换反应器41；2#可控等温变换反应器10的结构可替换为2#绝热变换反应器101、低压蒸汽发生器102的串联结构。

如图2所示，本实施例中的分段式轴径向绝热变换反应器4包括内部中空的筒体E，该筒体E的顶部具有上封头、底部具有下封头，筒体E内设置有沿中心轴线竖向延伸并用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管E2，所述中心管E2的外围区域沿轴向自上而下分隔为相对独立的第一绝热区E01、第二绝热区E02及第三绝热区E03，且相邻绝热区之间采用隔板E5进行隔离，各绝热区均具有粗合成气进料口、催化剂装卸料口，第一绝热区E01的粗合成气进料口管线上设有密封气一段进料口E011以及开关阀E012，第二绝热区E02的粗合成气进料口管线上分别设有密封气进料口E021以及开关阀E022，变换气出口E17设置在下封头处。上述绝热区的数量还可以根据粗合成气量及负荷变化程度，减少为两段或增加为多段，每段的高度及催化剂装填量可有所不同，以适应不同需求。上述第一绝热区E01具有粗合成气一段进料口E10，密封气一段进料口E011、一段催化剂装料口E3；第二绝热区E02具有粗合成气二段进料口E14、密封气二段进料口E021、二段催化剂卸料口E4、二段催化剂装料口E12；第三绝热区E03具有粗合成气三段进料口E8、三段催化剂卸料口E16、三段催化剂装料口E15；粗合成气一段进料口E10和粗合成气二段进料口E14上分别设有开关阀E012、E022。第二绝热区E02内设有气体分布器E11，用于均布从反应器中间筒体进入的粗合成气。第一绝热区E01和第二绝热区E02的高度分别占催化剂床层总高度的25%，第三绝热区E03高度占催化剂床层总高度的50%。密封气为对反应没有影响且对最终产品也没有影响的一股连续高压气体，该高压气体选自氮气、蒸汽、工艺气、来自低温甲醇洗循环气压缩机出口的气体。

如图3所示，本实施例的可控等温反应器6包括反应器壳体A，该反应器壳体A成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体A中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管A15，所述中心管A15的外周沿径向向外延伸依次设有等温反应区A7、绝热反应区A6、原料气进气环隙A8，等温反应区A7用于变换气的等温反应，绝热反应区A6用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙A8用于对进反应器的原料气进行均匀分布；所述等温反应区A7的下端连接有锅炉水集液封头A10，所述等温反应区A7的上端连接有蒸汽集气封头A14，所述锅炉水集液封头A10通过锅炉水下降总管与汽包A2相连接，所述蒸汽集气封头A14通过蒸汽上升总管与汽包A2相连接；所述绝热反应区A6中装填有变换催化剂，所述等温反应区A7设有自下而上连通的若干根列管A9，所述列管A9内通有锅炉水用于将反应热量及时导出，同时副产高等级的饱和蒸汽，所述列管A9之间装填有变换催化剂，催化剂从位于反应器下封头处的催化剂卸料管A16处卸出。

锅炉水下降总管包括相互并联的锅炉水下降总管A4、锅炉水下降总管A5，所述蒸汽上升总管包括相互并联的蒸汽上升总管A11、蒸汽上升总管A12，且所述锅炉水下降总管A4对应蒸汽上升总管A11布置，所述锅炉水下降总管A5对应蒸汽上升总管A12布置，所述锅炉水集液封头A10、蒸汽集气封头A14与相应的锅炉水下降总管A4、蒸汽上升总管A11及汽包A2共同构成一个饱和蒸汽发生系统；所述锅炉水下降总管A5上设有控制阀A3，锅炉水下降总管A5、控制阀A3和与其相连接的列管A9、蒸汽集气封头A14、蒸汽上升总管A12共同构成一个可控温饱和蒸汽发生系统。通过调节控制阀的压降来控制系统内的水气自然循环比，从而达到间接控制等温反应区内变换气温度的目的。

如图4所示，本实施例用于高浓度一氧化碳全部变换工艺包括以下步骤：

来自某激冷流程粉煤气化装置的粗合成气，温度206℃，压力3.84MPaG，25.6万Nm³/h有效气量，一氧化碳干基含量70%，水气比0.93，首先进入1#气液分离器1，分离粗合成气中夹带的水分，然后进入原料气加热器2进行预热至。经过脱毒槽3初步净化后，分成两路，一路约30%总气量进入分段式轴径向绝热变换反应器4，由于采用催化剂动力学控制，出口变换气温度为450℃，然后经过高压蒸汽过热器5，将来自于可控等温变换反应器7副产的3.2MPaG高压饱和蒸汽过热至385℃。再经过一中压锅炉水预热器6对来自界外的锅炉水预热。预热后的锅炉水在控等温变换反应器7入口之前和绝热变换反应器101之前喷入，以提高整个系统水气比，保证一氧化碳转化率。中压锅炉水预热器6出口的变换气与另一股约70%总气量的粗合成气混合，进入可控等温变换反应器7进一步反应。出口的变换气约为300℃，进入原料气加热器2预热粗合成气，再进入低压蒸汽过热器9过热产自低压蒸汽发生器102的0.4MPaG的低压饱和蒸汽。最后依次经过绝热变换反应器101，低压蒸汽发生器102，变换气温度为170℃，干基一氧化碳含量低于0.5%。冷却后的变换气送下游低品位热量回收系统。

经计算，上述实施例与两段传统等温变换，一段变换加饱和蒸汽工艺相比，可以将44t高压蒸汽过热，经济效益良好。

其中，变换气经过分段式轴径向绝热变换反应器4时，三段粗合成气进料口开关阀E022打开，气体在气体分布器E11的作用下均匀通过进气环隙进入各自绝热区反应，反应后的变换气进入中心管E2，最终通过变换气出口E17离开反应器。当负荷为75%~100%，可关闭粗合成气一段进料口上的开关阀E012，让粗合成气只经过第二绝热区和第三绝热区，使得大于75%的气量通过只有75%的催化剂，粗合成气处于过量状态，因此不会超温；当分股气量负荷进一步降低或开车工况下只有50%的设计气量时，可关闭第一绝热区和第二绝热区的开关阀E012、E022，让粗合成气只经过第三绝热区。上述分段式轴径向绝热变换反应器4可以保证在负荷大幅变化的情况下，通过灵活控制进气方式，改变参加反应的催化剂数量，避免发生超温的风险；密封气的作用为防止中心管E2内变换气自下而上逆流至不参加反应的绝热区，引起局部超温。

原料气经过可控半等温变换炉时，原料气从原料气进料口A13进入反应器，在反应器上封头内经均匀分布后，从原料气进气环隙A8进入位于壳体内部绝热反应区A6，原料气进行变换反应后，温度升高，再进入等温反应区A7。由于列管A9内水的移热作用，变换气虽然进行了变换反应，但温度保持恒定或有少量升高，控制了整个变换反应不超温。变换气最后经过中心管A15，从变换气出口A17出反应器。外界来的锅炉水通过汽包A2与反应器本体之间的管线形成一个自然循环系统，蒸汽和锅炉水的密度差作为推动力，当汽包产出饱和蒸汽压力一定，即可以控制变换反应不超温。由于变换反应在末期催化剂活性较低，通常需要通过提高原料气进气温度来保证反应的变换率，而普通的等温反应器由于循环水量和移热水管数量一定，移出热量也为定值，因此会造成反应器出口的变换气温度较低，对后系统造成影响。可控等温反应器在其中一路或多路锅炉水下降总管A5上设置控制阀A3，通过控制阀门的压降来控制所述系统内的水气自然循环比，从而达到直接控制反应器出口变换气温度的目的。

Claims (8)

1.一种用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于包括以下步骤：将来自上游的含高浓度一氧化碳的粗合成气先经过气液分离器分离夹带的水分，然后进入原料气加热器加热至变换催化剂起活温度，再经过脱毒槽过滤掉粉尘和有毒物质；

净化后的原料气分为两路，一路经过分段式轴径向绝热变换反应器，分段式轴径向绝热变换反应器的出口的高温变换气先经过高压蒸汽过热器过热自产高压饱和蒸汽，出口变换气根据需要补充自产饱和蒸汽以提高系统水气比，再经过一个或一组余热换热器对变换气进行取热后，与另一路粗合成气混合；

混合后的变换气根据变换深度需要补充中压锅炉水后，进入可控等温变换反应器，副产高压饱和蒸汽，可控等温变换反应器的出口变换气依次经过一个或一组余热换热器，以及低压蒸汽过热器，对自产低压蒸汽过热器过热后，再补入中压锅炉水，进入第三段变换炉进行变换反应；

第三段变换炉的反应出口的变换气进入下游低品位热量回收系统；

所述的分段式轴径向绝热变换反应器包括内部中空的筒体，该筒体的顶部具有上封头，底部具有下封头，所述筒体内设置有沿中心轴线竖向延伸并用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管，所述中心管的外围区域沿轴向自上而下分隔为相对独立的第一绝热区、第二绝热区及第三绝热区，且相邻绝热区之间采用隔板进行隔离，各绝热区均具有粗合成气进料口、催化剂装卸料口，所述第一绝热区、第二绝热区的粗合成气进料口管线上分别设有密封气进料口以及开关阀，变换气出口设置在所述的下封头处；

所述可控等温变换反应器的锅炉水下降总管分为两路，其中一路总管设有控制阀，并和与其相连接的列管、蒸汽上升总管组成一个可控饱和蒸汽发生系统。

2.根据权利要求1所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述第一绝热区具有粗合成气一段进料口，密封气一段进料口、一段催化剂装料口；第二绝热区具有粗合成气二段进料口、密封气二段进料口、二段催化剂卸料口、二段催化剂装料口；第三绝热区具有粗合成气三段进料口、三段催化剂卸料口、三段催化剂装料口；粗合成气一段进料口和粗合成气二段进料口上设有开关阀。

3.根据权利要求1所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述第二绝热区内设有气体分布器，用于均布从反应器中间筒体进入的粗合成气。

4.根据权利要求1所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述的第一绝热区和第二绝热区的高度分别占催化剂床层总高度的25%，第三绝热区高度占催化剂床层总高度的50%。

5.根据权利要求1所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述的密封气为对反应没有影响且对最终产品也没有影响的一股连续高压气体，该高压气体选自氮气、蒸汽、工艺气、来自低温甲醇洗循环气压缩机出口的气体。

6.根据权利要求1 ~ 5中任一权利要求所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述来自上游的含高浓度一氧化碳原料气中一氧化碳干基体积含量30~90%，水/绝干气体积比为0.1~1.6，压力范围为1.0~9.0MPaG。

7.根据权利要求1 ~ 5中任一权利要求所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述低压蒸汽过热器副产饱和蒸汽压力范围为0.1~2.5MPaG；所述高压蒸汽过热器副产饱和蒸汽压力范围为2.5~8.0MPaG。

8.根据权利要求1 ~ 5中任一权利要求所述的用于高浓度一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：所述的原料气加热器为一个或多个换热器串联或并联组合，其原料气加热后的出口温度为150~350℃；混合气的温度要求在露点之上，且应能达到催化剂的起活温度；所述的余热换热器为一个或多个换热器串联或并联组合，余热换热器一侧为冷流体，余热换热器另一侧热流体为变换气，出口温度为50~400℃。

Images