一种饱和塔循环co变换工艺的制作方法
【专利摘要】本发明涉及到一种饱和塔循环CO变换工艺，其包括下述步骤：由粉煤气化单元送来的粗合成气分成两股，第一股粗合成气在饱和塔内增湿提温后与高压蒸汽和第一股一次变换气混合，再补入中压锅炉水后进入1#变换炉进行变换反应；得到的一次变换气换热后分成两股，第二股一次变换气与第一股粗合成气混合，得到一变混合气混合并补入中压蒸汽后进入2#变换炉继续进行变换反应；二次变换气换热后进入3#变换炉反应。本发明的粗合成气和一次变换气分股操作，有效降低了进入变换炉的CO浓度，变换炉操作温度低，催化剂运行环境温和，延长了催化剂的使用寿命和装置运行周期；同时节约了蒸汽用量，节能降耗效果显著。
【专利说明】一种饱和塔循环CO变换工艺
【技术领域】
[0001]本发明涉及到CO变换工艺，具体指一种饱和塔循环CO变换工艺。
【背景技术】
[0002]近年来我国煤气化技术取得了长足发展，尤其是采用废热锅炉流程的粉煤加压气化技术，具有对煤质要求低、合成气中有效组分高、运行费用低且环境友好等特点，被国内越来越多的大型煤化工装置所采用。废热锅炉流程粉煤加压气化技术生成的粗合成气中CO干基体积含量通常高达60%以上，同时水蒸汽体积含量小于20%，粗合成气具有水蒸汽含量低和CO含量高的显著特点。
[0003]废热锅炉流程的粉煤加压气化技术用于造气来配套合成氨、制氢、合成甲醇等装置时均需配置CO变换工序，通过变换来调节合成气中的氢碳比或将尽量多的CO变换为氢气。因此，不论是生产合成氨或者甲醇等产品均面临着强放热的高浓度CO变换技术难题，所以废热锅炉流程的粉煤加压气化技术近年来的推广和发展，也极大的推动了我国高浓度CO变换技术的发展和进步。
[0004]变换反应是水蒸汽和CO的等摩尔反应，生成二氧化碳和氢气的同时放出大量反应热。对于不同煤气化技术所生成的粗合成气，变换工序的化学反应过程均相同，但是变换流程需根据粗合成气的特点进行有针对性的设计。对于采用废热锅炉流程的粉煤加压气技术生成的粗合成气，在变换工序进行CO变换反应时，变换流程设计的重点和难点是如何有效的控制CO变换反应的床层温度，延长变换催化剂的使用寿命以及降低变换反应能耗。
[0005]目前配套于该气化技术的变换流程，较普遍的采用了高水气比的耐硫变换工艺，变换工序均设置在粗合成气脱硫之前。采用高水气比耐硫变换工艺，其流程特点是为了防止预变炉超温，在预变换炉入口一次性添加大量中压过热蒸汽，使粗合成气中的水/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%。
[0006]现有的高水气比CO变换流程为了抑制变换反应的超温，在粗合成气进入预变换炉之前配入大量中压过热蒸汽，使其水/干气摩尔比达到1.3~1.5，但即使这样，由于粗合成气中的CO浓度高以及剧烈的放热反应，装置在运行过程中仍然经常发生预变换炉超温问题。一旦超温必造成预变催化剂活性急剧衰退，催化剂更换频繁，影响变换装置的长周期稳定运行；同时由于需要配入较多的中压过热蒸汽，导致装置能耗高运行成本大。
【发明内容】
[0007]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饱和塔循环CO变换工艺，以解决现有高水气比CO变换工艺变换炉容易超温、催化剂寿命短、能耗高等一系列技术问题。
[0008]本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为:该饱和塔循环CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤:[0009]由粉煤气化单元送来的温度155°C~165°C、压力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干气摩尔比0.18~0.19、C0干基体积含量60%~70%的粗合成气分成两股，第一股粗合成气与第二股粗合成气的体积比为70~80:30~20 ；
[0010]第一股粗合成气从饱和塔的侧壁下部进入饱和塔，与从上部进入的热水塔底部送来的温度为205°c~215°C的工艺循环水逆流接触进行传热传质；工艺循环水温度降低到160°C~170°C从饱和塔底部送出，经饱和塔底泵加压后送到热水塔进行循环加热，同时抽出工艺循环水总量的3%~8%去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水系统累积；
[0011]第一股粗合成气在饱和塔内增湿的同时被提温，温度达到195°C~205°C，水/干气摩尔比达到0.80~0.90，增湿提温后的第一股粗合成气从饱和塔顶部送出；
[0012]第二股粗合成气与利用高压蒸汽喷射器喷射温度535°C~540°C、压力9.0Mpa(G)~ll.0Mpa (G)的高压蒸汽产生动力所吸入的第一股一次变换气进行混合，然后进入气液混合器补入中压锅炉水后进入1#变换炉进行变换反应；控制进入1#变换炉的混合气温度245°C~255°C、CO干基体积含量45%~50%、水/干气摩尔比1.1~1.3 ;
[0013]出1#变换炉的一次变换气温度为420°C~430°C，CO干基体积含量6.8%~7.8%，水/干气摩尔比0.55~0.65,一次变换气进入第一预热器加热工艺循环水，同时一次变换气温度降至370°C~380°C ；
[0014]出第一预热器的一次变换气分成两股，第一股一次变换气与第二股一次变换气的流量比为15~20:80~85 ;其中第一股一次变换气通过高压蒸汽喷射器抽吸返回到1#变换炉的入口 ；第二股一次变换气与出饱和塔的增湿提温后的第一股粗合成气混合，得到一变混合气；混合后的一变混合气温度250°C~260°C，CO干基体积含量40%~45%，水/干气摩尔比0.70~0.80，补入中压蒸汽后进入2#变换炉继续进行变换反应；控制进入2#变换炉的一变混合气温度为245°C~255°C，水/干气摩尔比0.80~0.90 ;
[0015]出2#变换炉的二次变换气温度为430°C~440°C、C0干基体积含量6.0%~7.0%、水/干气摩尔比为0.35~0.45 ;
[0016]二次变换气进入中压废锅产出温度250°C、压力4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽；二次变换气温度降至340°C~350°C，进入第二预热器加热工艺循环水，二次变换气温度进一步降低至225°C~235°C，进入3#变换炉继续进行变换反应；
[0017]出3#变换炉的三次变换气温度为265°C~275°C、C0干基体积含量为1%~1.5%、水/干气摩尔比0.35~0.45 ;
[0018]三次变换气进入第三预热器加热工艺循环水；三次变换气温度降至170°C~180°C从下部进入热水塔，与来自饱和塔的从中部进入的工艺循环水逆流接触进行传质传热，然后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进行逆流传质传热，净化工艺冷凝液和中压锅炉水质量之比为1:1~1:2，三次变换气温度逐渐降低至160~170°C，从热水塔顶部送去下游回收余热；从热水塔底部送出的工艺循环水温度升至165°C~175°C，经热水塔底泵加压并依次经第三预热器、第二预热器和第一预热器逐级换热至205 °C~215 °C后送饱和塔。
[0019]与现有技术相比较，本发明的优点在于:
[0020]1、使用饱和塔对粗合成气进行增温增湿，可节省大量中压过热蒸汽，显著的降低了变换单元的蒸汽消耗；[0021]2、通过利用蒸汽喷射吸入变换后的低浓度CO进行循环，有效降低了进入变换炉的CO浓度，达到了变换炉操作温度降低，催化剂运行环境温和，催化剂使用寿命变长，变换单元稳定运行周期长；
[0022]3、在整个变换反应过程中，仅有25%~35%的粗合成气和部分循环回来的一次变换气混合后的水/干气摩尔比达到1.1~1.3，但整个变换系统的水气比始终较低，降低了中压过热蒸汽的消耗。
【专利附图】
【附图说明】
[0023]图1为本发明实施例的工艺流程示意图。
【具体实施方式】
[0024]以下结合附图实施例、对比例对本发明做进一步阐述。
[0025]实施例
[0026]将本实施例配套 使用在壳牌粉煤气化造气生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型化肥装置上。
[0027]如图1所示，该饱和塔循环CO变换工艺包括下述步骤:
[0028]由粉煤气化单元送来的温度155°C~165°C、压力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干气摩尔比0.18~0.19X0干基体积含量60%~70%的粗合成气分成两股，第一股粗合成气与第二股粗合成气的体积比为70~80:30~20 ；
[0029]第一股粗合成气从饱和塔的侧壁下部进入饱和塔1，与从上部进入的热水塔12底部送来的温度为205°C~215°C的工艺循环水逆流接触进行传热传质；工艺循环水温度降低到160°C~170°C从饱和塔I底部送出，经饱和塔底泵2加压后送到热水塔12进行循环加热，同时抽出工艺循环水总量的3%~8%去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水系统累积；
[0030]第一股粗合成气在饱和塔I内增湿的同时被提温，温度达到195°C~205°C，水/干气摩尔比达到0.80~0.90，增湿提温后的第一股粗合成气从饱和塔I顶部送出；
[0031]第二股粗合成气与利用高压蒸汽喷射器3喷射温度535°C~540°C、压力9.0Mpa(G)~ll.0Mpa (G)的高压蒸汽产生动力所吸入的第一股一次变换气进行混合，然后进入气液混合器4补入中压锅炉水后进入1#变换炉5进行变换反应；控制进入1#变换炉5的混合气温度245°C~255°C、CO干基体积含量45%~50%、水/干气摩尔比1.1~1.3 ;
[0032]出1#变换炉5的一次变换气温度为420°C~430°C，CO干基体积含量6.8%~7.8%，水/干气摩尔比0.55~0.65,一次变换气进入第一预热器6加热工艺循环水，同时一次变换气温度降至370°C~380°C ；
[0033]出第一预热器6的一次变换气分成两股，第一股一次变换气与第二股一次变换气的流量比为15~20:80~85 ;其中第一股一次变换气通过高压蒸汽喷射器3抽吸返回到1#变换炉5的入口 ；第二股一次变换气与出饱和塔I的增湿提温后的第一股粗合成气混合，得到一变混合气；混合后的一变混合气温度250°C~260°C，CO干基体积含量40%~45%，水/干气摩尔比0.70~0.80，补入中压蒸汽后进入2#变换炉7继续进行变换反应；控制进入2#变换炉7的一变混合气温度为245°C~255°C，水/干气摩尔比0.80~0.90 ;[0034]出2#变换炉7的二次变换气温度为430°C~440°C、CO干基体积含量6.0%~
7.0%、水/干气摩尔比为0.35~0.45 ;
[0035]二次变换气进入中压废锅8产出温度250°C、压力4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽；二次变换气温度降至340°C~350°C，进入第二预热器9加热工艺循环水，二次变换气温度进一步降低至225°C~235°C，进入3#变换炉10继续进行变换反应；
[0036]出3#变换炉10的三次变换气温度为265°C~275°C、CO干基体积含量为1%~1.5%、水/干气摩尔比0.35~0.45 ;
[0037]三次变换气进入第三预热器11加热工艺循环水；三次变换气温度降至170°C~180°C从下部进入热水塔12，与来自饱和塔I的从中部进入的工艺循环水逆流接触进行传质传热，然后在热水塔12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，净化工艺冷凝液和中压锅炉水质量之比为1:1~1:2，三次变换气温度逐渐降低至160~170°C，从热水塔12顶部送去下游回收余热；从热水塔12底部送出的工艺循环水温度升至165°C~175°C，经热水塔底泵13加压并依次经第三预热器11、第二预热器9和第一预热器6逐级换热至205°C~215°C后送饱和塔I。
[0038]对比例
[0039]中石化安庆油改气项目采用了壳牌的粉煤加压气化技术造气，用于生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素，采用了高水气比CO变换流程，气化单元送变换单元的有效气(H2+C0)大约为85000Nm3/h。将其与上述实施例的主要参数进行对比，结果见表1所示。
[0040]表1
[0041]
【权利要求】
1.一种饱和塔循环CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤: 由粉煤气化单元送来的温度155°c~165°C、压力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干气摩尔比0.18~0.19、CO干基体积含量60%~70%的粗合成气分成两股，第一股粗合成气与第二股粗合成气的体积比为70~80:30~20 ； 第一股粗合成气从饱和塔的侧壁下部进入饱和塔(I)，与从上部进入的热水塔(12)底部送来的温度为205°C~215°C的工艺循环水逆流接触进行传热传质；工艺循环水温度降低到160°C~170°C从饱和塔(I)底部送出，经饱和塔底泵⑵加压后送到热水塔(12)进行循环加热，同时抽出工艺循环水总量的3%~8%去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水系统累积； 第一股粗合成气在饱和塔(I)内增湿的同时被提温，温度达到195°C~205°C，水/干气摩尔比达到0.80~0.90，增湿提温后的第一股粗合成气从饱和塔(I)顶部送出； 第二股粗合成气与利用高压蒸汽喷射器(3)喷射温度535°C~540°C、压力9.0Mpa(G)~ll.0Mpa (G)的高压蒸汽产生动力所吸入的第一股一次变换气进行混合，然后进入气液混合器(4)补入中压锅炉水后进入1#变换炉(5)进行变换反应；控制进入1#变换炉(5)的混合气温度245°C~255°C、CO干基体积含量45%~50%、水/干气摩尔比1.1~1.3 ; 出1#变换炉(5)的一次变换气温度为420°C~430°C，CO干基体积含量6.8%~7.8%，水/干气摩尔比0.55~0.65,一次变换气进入第一预热器(6)加热工艺循环水，同时一次变换气温度降至370°C~380°C ； 出第一预热器(6)的一次变换气分成两股，第一股一次变换气与第二股一次变换气的流量比为15~20:80~85 ;其中第一股一次变换气通过高压蒸汽喷射器(3)抽吸返回到，1#变换炉(5)的入口 ；第二股一 次变换气与出饱和塔(I)的增湿提温后的第一股粗合成气混合，得到一变混合气；混合后 的一变混合气温度250°C~260°C，CO干基体积含量40%~，45%，水/干气摩尔比0.70~0.80，补入中压蒸汽后进入2#变换炉(7)继续进行变换反应；控制进入2#变换炉(7)的一变混合气温度为245°C~255°C，水/干气摩尔比0.80~，0.90 ； 出2#变换炉(7)的二次变换气温度为430°C~440°C、CO干基体积含量6.0%~7.0%、水/干气摩尔比为0.35~0.45 ; 二次变换气进入中压废锅(8)产出温度250°C、压力4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽；二次变换气温度降至340°C~350°C，进入第二预热器(9)加热工艺循环水，二次变换气温度进一步降低至225°C~235°C，进入3#变换炉(10)继续进行变换反应； 出3#变换炉(10)的三次变换气温度为265°C~275°C、CO干基体积含量为1%~1.5%、水/干气摩尔比0.35~0.45 ; 三次变换气进入第三预热器(11)加热工艺循环水；三次变换气温度降至170°C~，180°C从下部进入热水塔(12)，与来自饱和塔(I)的从中部进入的工艺循环水逆流接触进行传质传热，然后在热水塔(12)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，净化工艺冷凝液和中压锅炉水质量之比为1:1~1:2，三次变换气温度逐渐降低至165°C，从热水塔(12)顶部送去下游回收余热；从热水塔(12)底部送出的工艺循环水温度升至165°C~175°C，经热水塔底泵(13)加压并依次经第三预热器(11)、第二预热器(9)和第一预热器(6)逐级换热至205°C~215°C后送饱和塔(I)。
【文档编号】C10K3/04GK103881767SQ201410111811
【公开日】2014年6月25日 申请日期:2014年3月24日 优先权日:2014年3月24日
【发明者】施程亮, 许仁春, 程雄志, 曹立群, 张俊, 方啸, 杨玉才 申请人:中石化宁波工程有限公司, 中石化宁波技术研究院有限公司, 中石化炼化工程（集团）股份有限公司