CN205035336U - 高浓度co部分耐硫变换工艺系统 - Google Patents

Abstract

本实用新型涉及一种高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，包括粗合成气主路，粗合成气主路在出口处分隔为第一分路及第二分路，第一分路的出口连接有第一变换炉，第一变换炉的出口与第二分路的出口汇合后与第二变换炉的进口连接，第二变换炉出口管道上设置有在线氢碳比分析仪，第二变换炉的进口管道与出口管道之间设置有一分管道，分管道上设置有第一阀门，该第一阀门与在线氢碳比分析仪连接。粗合成气分路/主路的流量采用比值控制稳定调控水气比，且无需补充蒸汽调整水气比，大幅降低了变换反应的水气比，且节约能耗效果显著；第一阀门与变换气出口处的在线氢碳比分析仪形成控制回路，从而可以精确调节下游装置所需的CO/H₂摩尔比，增强了装置可操作性。

Description

高浓度CO部分耐硫变换工艺系统

技术领域

本实用新型涉及一种高浓度CO部分耐硫变换工艺系统。

背景技术

近十年来，受石油资源日趋紧张的影响，我国的煤化工转入了一个快速发展的阶段，以煤为原料的各生产项目纷纷启动。国家发改委关于煤炭资源综合利用产业政策出台后，以煤替代石油、天然气等作为化工原料通过煤气化生产合成气，再由合成气制下游产品如合成氨、甲醇、二甲醚、制氢、烯烃、合成油、IGCC发电等是进入二十一世纪我国能源替代的主要技术路线，因此，各种煤气化技术在我国得到了空前的推广和发展。

目前，国内外先进的煤气化工艺中，工业上广泛应用的是气流床工艺，主要包括水煤浆气化和粉煤气化两大类，其中粉煤气化因高温合成气的冷却方式不同又分为废锅型和激冷型两类。具有代表性的废锅型流程包括国外引进的Shell粉煤气化工艺，激冷型流程包括国外引进的GSP粉煤气化工艺和国内自主开发的“东方炉”、“航天炉”粉煤气化工艺等。这些气化装置产出的合成气通常用来制氢、合成氨、甲醇、合成油、羰基合成产品等。根据下游产品的不同，与这些气化装置配套的一氧化碳变换主要分为两大类：一类是要求CO基本达到完全变换，如煤制氢、煤制合成氨等；另一类是要求CO只达到部分变换，如煤制甲醇、煤制油、煤制羰基合成产品等。

国内煤气化的发展由水煤浆气化、废锅型粉煤气化、激冷型粉煤气化相对逐步渐次发展，水煤浆气化如德士古水煤浆气化、废锅型粉煤气化如Shell粉煤气化工艺等相对成熟，相关变换工艺及专利多为与上述两类配套。由于激冷型粉煤气化的特点，与之配套的变换工艺及专利，特别是部分变换工艺及专利相对较少。粉煤气化粗合成气的CO干基含量较水煤浆产粗气高10％～20％，达到60％～70％，变换反应的推动力大，反应剧烈，非常容易造成变换炉超温。激冷型粉煤气化粗合成气的水气比介于传统的高、低水气比之间，为0.7～1.0。水气比在此区间时，高浓度CO变换反应最为剧烈，温度可高达500℃以上，需要通过降低水气比或补加过量蒸汽提高水气比或采用其他手段才能控制住反应温度。

目前，与激冷型粉煤气化流程配套下游为甲醇、煤制油、煤制羰基合成产品的高浓度CO部分耐硫变换工艺主要有：提高水气比、控制催化剂装填量、降低水气比。

其中，提高水气比变换工艺是通过在粗合成气中补加过量蒸汽至高水气比来完成变换反应，例如，公开号为CN101050390A的中国发明专利《一种与粉煤气化配套的CO变换工艺》(申请号：200710068401.0)，利用水蒸气热容量大的特点使高水气比变换气中的过量水蒸气成为很好的热载体，抑制了反应后的温升，从而控制变换炉超温，这是传统的变换控温方式。另外还有改进型的高水气比分股变换工艺，其是将粗合成气分为两股，仅将其中一股配蒸汽至高水气比的工艺。即：将粗合成气合理分为两股，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。水气比可随粗合成气CO浓度进行调整，浓度高时，水气比可适当提高。出口变换气经热回收后再与未反应的另一股粗合成气混合进入第二变换炉，此时混合变换气的CO浓度基本接近水煤浆气化粗合成气的CO浓度。该浓度下的变换反应较缓和，变换炉出口不再有超温危险。离开第二变换炉的变换气经换热冷却后，再进入后变换炉继续反应，最终使变换气的H₂含量达到要求。设计该工艺的中国专利如申请号为CN201010295888.8的《一种高浓度CO耐硫变换工艺》、申请号为CN201110132692.1的《煤制甲醇净化装置中控制CO/H₂摩尔比的方法》等。

控制催化剂装填量变换工艺是指将中水气比为0.7～1.0的粗合成气在不补加蒸汽也不减少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。通过在第一变换炉中少装催化剂，即控制催化剂装量的办法使反应远离平衡而达到控制反应深度和温度的目的。由于中水气比的变换气属于高浓度变换反应超温的敏感区，因此要求较准确地计算催化剂的装量，应与变换炉的进气量、水气比及CO浓度相适应。如果催化剂装量偏多，则会造成反应深度加大而导致超温。由此也带来一些问题：如果催化剂的装填量固定不变，则在装置开车初期生产负荷较低时，会造成催化剂的运行空速减小，导致粗合成气反应深度加大而超温。为了解决这一难题，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》提供了一种变换炉的分层装填分段进气专利技术。其在保证催化剂活性指标的前提下，在催化剂层间设置原料气激冷线，不仅可以起到降低床层温度的作用，而且可以根据负荷变化决定激冷线的开关，从而将床层温度调节在要求的范围之内。从已投用装置的使用情况来看，采用分层装填的反应器，可以满足30％低负荷开车时变换炉温度控制的需要，保证变换炉不超温运行。

降低水气比变换工艺是要求各变换炉入口均维持低水气比在0.15～0.5之间，且分别在较低温度下反应。通过维持低水气比来控制变换反应的平衡，进而控制反应深度和床层温度，达到在热点温度较低且不足以发生甲烷化副反应的前提下，将高浓度的CO通过逐级部分变换，最终得到希望的气体组成。当水/气至0.25，床层的热点温度低于400℃时，发生甲烷化副反应的可能性已很小，因此各变换炉入口水/气的选取要保证床层的热点温度低于400℃，以避免甲烷化副反应引起的超温。各变换炉均采用含有抑制甲烷化副反应的低温变换催化剂。涉及该工艺技术的专利如申请号为CN201010548457.8的《一种低水气比串中水气比的CO变换工艺》、申请号为CN201010612224.X的《粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺》、申请号为CN201110413213.3的《一种稳定高浓度CO原料气变换过程的控制方法》等。

然而，上述激冷型粉煤气化产出的粗合成气属于中水气比粗合成气，用于制甲醇、煤制油、煤制羰基合成产品时其水气是过剩的。部分变换时粗合成气自身所带水蒸气能满足CO/H₂摩尔比要求的变换率，可以不补加蒸汽，而如果采用全低水气比变换工艺，则需要先将粗合成气水气比从0.7～1.0降至0.2左右，水量损失较多，后续变换反应又都需要补加大量蒸汽及水，经济上并不合理。主要缺点是：为了控制床层的热点温度，每段变换反应的深度不能太高，因此需要的变换反应段数较多，且温度控制不好时可能产生甲烷化副反应；如果采用全高水气比变换工艺，由于该粗合成气的CO浓度非常高，为了控制第一变换炉温度，须将粗合成气全量配水气比至过量进第一变换炉，蒸汽消耗过高。例如，申请号为200710068401.0的中国发明专利申请公开了《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，预变换催化剂在短期内活性急剧衰退并且板结，系统压降显著增加，催化剂更换频繁，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。高水气比分股变换工艺通过热力学控制变换炉超温，此时反应体系已接近化学平衡，反应本身已达到了很高温度，是依靠热容量很大的过量水蒸气取热达到了降温目的。如申请号为CN201010295888.8的中国发明专利《一种高浓度CO耐硫变换工艺》，控制催化剂装填量变换工艺是通过动力学控制变换反应超温，此时反应体系离平衡位置尚远，反应物出变换炉时温度本身就不高。控制催化剂装填量变换工艺主要缺点是：变换反应温度控制的影响因素较多，催化剂的装量、原料气负荷、水气比的波动均影响反应温度，操作控制系统设计较复杂。对于制甲醇，所需变换率不高，该粗合成气的水气比过剩，若采用高水气比分股变换工艺，则在其中一股粗合成气中仍需添加大量蒸汽至高水气比后进入第一变换炉以控制超温，造成蒸汽和热量浪费的同时，还增加了后续工段管线设备的投资和冷凝液处理的负担。

由上述可见，国内与激冷型粉煤气化配套的一氧化碳变换工艺虽然在一定程度上解决了高浓度CO变换问题，但均存在着各自的缺点，需要改进。

实用新型内容

本实用新型所要解决的技术问题是针对现有技术的现状，提供一种能获得理想的CO/H₂比、能大幅降低变换反应的水气比、能量回收效果好且可操作性强的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统。

本实用新型解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，包括粗合成气主路，其特征在于：所述粗合成气主路在出口处分隔为第一分路及第二分路，所述第一分路的出口连接有第一变换炉，该第一变换炉的出口与第二分路的出口汇合后与第二变换炉的进口连接，该第二变换炉出口与一变换气分离器连接，所述变换气分离器的出口管道上设置有在线氢碳比分析仪，所述第二变换炉的进口管道与出口管道之间设置有一分管道，该分管道上设置有第一阀门，该第一阀门与在线氢碳比分析仪连接。

在上述方案中，所述高浓度CO部分耐硫变换工艺系统还包括低压蒸汽发生器、变换炉进料分离器、气气换热器及第一中压蒸汽发生器，所述低压蒸汽发生器的进口与第一分路的出口连接，所述低压蒸汽发生器的出口与变换炉进料分离器的进口连接，所述变换炉进料分离器的出口与气气换热器的进口连接，所述气气换热器的出口与第一变换炉的进口连接，所述第一变换炉的出口与第一中压蒸汽发生器的进口连接，所述第一中压蒸汽发生器的出口与第二分路的出口汇合后与第二变换炉的进口连接，所述第二变换炉的出口与变换气分离器的进口连接。

作为本实用新型的进一步改进，所述第二分路上设置有能对第一分路及第二分路的气体流量进行控制的第二阀门，该第二阀门受控于一比值控制系统。

作为优选，所述第二变换炉的出口与变换气分离器的进口之间依次连接有中压蒸汽过热器、第二中压蒸汽发生器、低压蒸汽过热器、锅炉给水预热器及脱盐水预热器。

优选地，所述的变换气分离器包括相互连接的第一变换气分离器及第二变换气分离器，该第一变换气分离器与第二变换气分离器之间连接有一变换气冷却器。

与现有技术相比，本实用新型的优点在于：

本实用新型在粗合成气主路的出口设置了分股流程，即将粗合成气分为第一分路、第二分路两股，第一分路的一股经预热后进入第一变换炉，在第一变换炉内反应后与第二分路的一股汇合并进入第二变换炉反应，在生产过程中，粗合成气分路/主路的流量采用比值控制稳定调控水气比，且无需补充蒸汽调整水气比，大幅降低了变换反应的水气比，且节约能耗效果显著；在第二变换炉处设置分管道，该分管道上的第一阀门与变换气出口处的在线氢碳比分析仪形成控制回路，从而可以精确调节下游装置所需的CO/H₂摩尔比；本实用新型中的变换炉都按照接近反应平衡控制变换深度，变换炉发生甲烷化反应的风险很小，增强了装置可操作性。

附图说明

图1为本实用新型实施例的结构示意图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本实用新型作进一步详细描述。

如图1所示，本实施例的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统包括粗合成气主路1，粗合成气主路1在出口处分隔为第一分路11及第二分路12，本实施例的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统还包括低压蒸汽发生器2、变换炉进料分离器3、气气换热器4、第一变换炉5、第一中压蒸汽发生器6、第二变换炉7及变换气分离器8。低压蒸汽发生器2的进口与第一分路11的出口连接，低压蒸汽发生器2的出口与变换炉进料分离器3的进口连接，变换炉进料分离器3的出口与气气换热器4的进口连接，气气换热器4的出口与第一变换炉5的进口连接，第一变换炉5的出口与第一中压蒸汽发生器6的进口连接，第一中压蒸汽发生器6的出口与第二分路12的出口汇合后与第二变换炉7的进口连接，第二变换炉7的出口与变换气分离器8的进口连接。

在本实施例中，变换气分离器8的出口管道上设置有在线氢碳比分析仪81，第二变换炉7的进口管道与出口管道之间设置有一分管道71，该分管道71上设置有第一阀门72，该第一阀门72与在线氢碳比分析仪81连接。该第一阀门72与在线氢碳比分析仪81采取串级控制，从而精确调理第二变换炉旁路气体流量中的变换气组成，以满足下游甲醇原料气碳氢比的要求。

本实施例中第二分路12上设置有能对第一分路11及第二分路12的气体流量进行控制的第二阀门10，该第二阀门10受控于一比值控制系统100。

第二变换炉7的出口与变换气分离器8的进口之间依次连接有中压蒸汽过热器91、第二中压蒸汽发生器92、低压蒸汽过热器93、锅炉给水预热器94及脱盐水预热器95。变换气分离器8包括相互连接的第一变换气分离器82及第二变换气分离器83，该第一变换气分离器82与第二变换气分离器83之间连接有一变换气冷却器84。

以下结合实际生产案例对本实施例的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统进行说明。由气化装置送来的206.3℃、3.84MPa(G)的粗合成气首先分为第一分路11、第二分路12两股，两股粗合成气通过第二阀门10进行比值控制。一股进入低压蒸汽发生器2，此股粗合成气占总粗合成气体积流量的40％，副产0.4MPa(G)的低压饱和蒸汽后进入变换炉进料分离器3，分离器顶部的粗合成气水气比为0.27，经气气换热器4与第一变换炉5出口的变换气换热到200℃后，进入第一变换炉5进行CO变换反应。离开第一变换炉5的414℃高温变换气CO干基含量37.1％，经气气换热器4冷却，然后经第一高压蒸汽发生器6副产3.6MPa(G)的高压饱和蒸汽后，再与第二分路12的另一股粗合成气混合后温度为220℃，水气比为0.52，进入第二变换炉7进一步进行变换反应，第二变换炉7设置分管道71，该分管道71上的第一阀门72与变换装置变换气出口处在线氢碳比分析仪81形成串级控制回路，精确调节下游装置所需CO/H₂摩尔比。第二变换炉7的分管道71中的气体流量占汇合后总体积流量的9.84％。第二变换炉7出口与分管道71汇合后CO干基含量20.2％，满足下游甲醇合成装置CO含量要求。第二变换炉7出口与分管道71汇合后423.1℃的变换气首先经过中压蒸汽过热器91过热高压饱和蒸汽，然后进入第二中压蒸汽发生器92副产3.6MPa(G)的高压饱和蒸汽。变换气再经过低压蒸汽过热器93、锅炉给水预热器94、脱盐水预热器95回收热量后，进入第一变换气分离器82，分离冷凝液后的变换气经变换气冷却器84冷却至约40℃后，进入第二变换气分离器83分离凝液，第二变换气分离器83内设有塔盘，塔盘顶部加入冷却至40℃的高压锅炉水用于洗涤变换气中的微量氨组分，洗涤后的变换气送至酸性气体脱除单元。

Claims (5)

1.一种高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，包括粗合成气主路，其特征在于：所述粗合成气主路在出口处分隔为第一分路及第二分路，所述第一分路的出口连接有第一变换炉，该第一变换炉的出口与第二分路的出口汇合后与第二变换炉的进口连接，该第二变换炉出口与一变换气分离器连接，所述变换气分离器的出口管道上设置有在线氢碳比分析仪，所述第二变换炉的进口管道与出口管道之间设置有一分管道，该分管道上设置有第一阀门，该第一阀门与在线氢碳比分析仪连接。

2.根据权利要求1所述的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，其特征在于：所述高浓度CO部分耐硫变换工艺系统还包括低压蒸汽发生器、变换炉进料分离器、气气换热器及第一中压蒸汽发生器，所述低压蒸汽发生器的进口与第一分路的出口连接，所述低压蒸汽发生器的出口与变换炉进料分离器的进口连接，所述变换炉进料分离器的出口与气气换热器的进口连接，所述气气换热器的出口与第一变换炉的进口连接，所述第一变换炉的出口与第一中压蒸汽发生器的进口连接，所述第一中压蒸汽发生器的出口与第二分路的出口汇合后与第二变换炉的进口连接，所述第二变换炉的出口与变换气分离器的进口连接。

3.根据权利要求1所述的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，其特征在于：所述第二分路上设置有能对第一分路及第二分路的气体流量进行控制的第二阀门，该第二阀门受控于一比值控制系统。

4.根据权利要求1或2或3所述的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，其特征在于：所述第二变换炉的出口与变换气分离器的进口之间依次连接有中压蒸汽过热器、第二中压蒸汽发生器、低压蒸汽过热器、锅炉给水预热器及脱盐水预热器。

5.根据权利要求1或2或3所述的高浓度CO部分耐硫变换工艺系统，其特征在于：所述的变换气分离器包括相互连接的第一变换气分离器及第二变换气分离器，该第一变换气分离器与第二变换气分离器之间连接有一变换气冷却器。