专利名称：间壁换热式饱和塔回收变换反应热的方法和装置的制作方法
技术领域：
本发明属于合成氨、甲醇生产领域，涉及一种一氧化碳变换过程中回收变换反应热的方法和装置。
在生产合成氨、甲醇的原料气中含有大量的一氧化碳(15～40％)，工业上采用变换的方法将其转化为所需的氢气，其反应式为
该放热反应在催化条件下进行。70年代以前，催化剂主要以Fe2O3为主体，反应温度为350℃～550℃，称为中温变换，60年代以后开始使用活性较高的Co、Mo耐硫催化剂，反应温度为160℃～400℃，称为低温变换，它们都存在着如何合理回收变换反应热的问题。
目前，对于上述两种变换工艺，工业上回收变换反应热的任务主要通过热水饱和塔来完成，这是一种气液直接接触的增、减湿设备，它由热水塔和饱和塔两部分组成。在热水塔中，水与变换反应后的高温气体直接接触，使气体减湿和降温，而水的温度随之升高；在饱和塔中，将升高了温度的水与粗原料气直接接触，使水在粗原料气中蒸发，转变为变换反应所需的水蒸汽，从而达到回收变换反应热的目的。目前工业上采用的这种回收变换反应热的方法和装置，存在着热量回收很不完全的缺点在热水塔的热、质传递过程中，变换反应后的高温气体与水直接接触，由于平衡线是曲线，操作线是直线，在操作线的上下两端与平衡线十分靠近，因此，在塔底部由于受平衡的限制(达到湿球温度)，很难使水温有更多的提高；在塔顶部，由于变换气的温度已靠近平衡线，变换气的温度难以进一步的降低；在饱和塔中，由于受热水塔加热热水温度的限制，则会出现操作线在平衡线中部某处相互十分靠近的情况，为了避免操作线与平衡线在此相交，只能使离开饱和塔的热水保持较高的温度，不能使热量全部有效地转化为反应所需的水蒸汽，从而造成饱和塔的热量回收也很不完全。
对于中温变换，反应温度较高，为了确保一氧化碳的变换率，反应必须在较高的汽气比(水蒸汽/原料气)(摩尔分率)的条件下进行，由于饱和塔提供的蒸汽不足，必须外加较多蒸汽，从而增加了热能的消耗，同时，反应后又有大量剩余的水蒸汽滞留在饱和塔出口气中而被带出，致使高品位的热量的贬值；对于低温变换，反应温度较低，变换反应的汽气比接近化学计量，反应后滞留在变换气中的水蒸汽已经很低，汽气比仅为0.05左右，此时若再将变换气送入气液直接接触的热水塔，必将造成水的大量蒸发而被变换气带出变换系统，也将造成高品位的热量的贬值，为此，产业部门希望有关科技人员尽快开发研究一种新的回收变换反应热的方法，以提高热能的利用效率。
本发明的目的在于1.提出一种间壁换热饱和式回收变换反应热的方法，2.提出一种间壁换热式饱和塔，以期克服现有技术缺点，提高热能的利用效率，降低生产成本，提高生产技术水平。
本发明的构思是这样的在原料气中加入饱和所需的工艺软水，原料气和工艺软水一并流过间壁换热式饱和塔换热段的一侧，变换气或由变换气加热的热水作为加热介质流过间壁换热式饱和塔换热段的另一侧进行逆流换热，原料气被加热的同时工艺软水被蒸发转化为反应所需的蒸汽，原料气被饱和。本构思的主要特点是采用间壁换热饱和法，避免了直接接触时平衡线的限制，可以使热能得到充分的回收。间壁换热式饱和塔由一段或多段组成，其中换热部分的结构可以是列管式，绕管式，套管式，螺旋板式和板式等，一般而言，列管式最为简便。为了提高热量的回收效率，反应后出口气体余热回收段设置在最上面，变换炉层间余热按其温度高低自下而上排序。
依据上述构思，发明人设计了一种采用间壁换热的方法回收变换反应热的工艺流程，研制了一种间壁换热式饱和塔，使变换反应层间高温气体和反应后的出口气体直接或间接地与原料气和工艺软水间壁换热，回收反应时产生的热量，下面将通过工艺流程附图对本发明作进一步的详细的阐述。
图1.为以循环热水为加热介质进行层间换热的全低温变换过程的流程图，图2.为以变换反应后的高温气体直接作为加热介质进行间壁换热的全低温变换过程的流程图，图3.为以循环热水为加热介质进行层间换热的中温变换过程的流程图。
图中1----间壁换热式饱和塔2----水泵3----水分离器4----气气热交换器5----第一变换炉 6----层间换热器7----第二变换炉图1的变换反应部分为典型的全低温变换流程，热量回收部分采用的为本发明所说的间壁换热饱和式。间壁换热式饱和塔1由上、下两段组成，由前工段来的原料气和工艺软水同时进入间壁换热式饱和塔1上部换热段的一侧，自上而下流动，工艺软水加入量为0.2～0.4吨/1000Nm3(原料气)；换热段的另一侧为由第二变换炉7来的出口变换气，出口变换气与原料气和工艺软水逆流间壁换热，出口变换气的温度由180℃降至35～60℃，降温后的变换气送入后续工段；原料气和工艺软水在升温过程中，工艺软水被蒸发，原料气达到饱和，然后与塔1底部排出的少量多余的循环软水汇合，并流流入下一换热段的一侧；第一变换炉5的催化层间反应热在层间换热器6中将循环热水加热至200℃左右，由水泵2送入间壁换热式饱和塔1下部换热段的另一侧，与原料气和工艺软水逆流间接换热，进一步提高原料气的饱和温度，饱和后的原料气经水分离器3、气气热交换器4后进入第一变换炉5，少量多余的循环软水由间壁换热式饱和塔1的下部排出，由循环水泵2送入塔1的中部循环使用。
图2的变换反应部分亦为典型的全低温变换流程，热量回收部分采用的为本发明所说的间壁换热饱和式。间壁换热式饱和塔1由上、中、下三段组成，由前工段来的原料气和工艺软水同时进入间壁换热式饱和塔1上部换热段的一侧，自上而下流动，工艺软水加入量为0.2～0.4吨/1000Nm3(原料气)；换热段的另一侧为由第二变换炉7来的出口变换气，出口变换气与原料气和软水逆流间壁换热，出口变换气的温度由180℃降至30～60℃，降温后的变换气送入后续工段，原料气和工艺软水在升温过程中，工艺软水被蒸发，原料气达到饱和，然后与塔1底部排出的少量多余的循环软水汇合，并流流入中部换热段的一侧，另一侧为第一变换炉5的第二层间高温催化反应气，进一步提高了饱和温度后的原料气，再与塔1底部排出的少量多余的循环软水汇合，并流流入下部换热段的一侧，另一侧为第一变换炉5的第一层间高温催化反应气，第一层高温反应气的温度由370℃降至210℃左右，饱和水蒸汽后的原料气经水分离器3、气气热交换器4后进入第一变换炉5，少量多余的循环软水由间壁换热式饱和塔1的下部排出送往塔1的中部循环使用。
图3为中温变换流程，其热量回收亦采用了本发明所说的间壁换热饱和式。间壁换热式饱和塔1由上下两段组成，由前工段来的原料气与工艺软水进入间壁换热式饱和塔1上部换热段的一侧，自上而下流动，工艺软水加入量为0.4～0.8吨/1000Nm3(原料气)；另一侧为由变换炉5来的经气气热交换器4换热后的出口变换气，出口变换气与原料气和工艺软水逆流间壁换热，出口变换气的温度由205℃降至60～80℃，降温后的变换气送入后续工段，原料气和工艺软水在升温过程中，工艺软水被蒸发，原料气达到饱和，然后与塔1底部排出的少量多余的循环软水汇合，并流流入下一换热段的一侧；变换炉5的层间高温催化反应气在层间换热器6中将循环热水加热至260℃左右，由水泵2送入间壁换热式饱和塔1下部换热段的另一侧，与原料气和工艺软水逆流间壁换热，进一步提高原料气的饱和温度，饱和后的原料气经水分离器3、气气热交换器4后进入变换炉5，少量多余的循环软水由间壁换热式饱和塔1的下部排出送往塔1的中部循环使用；根据工艺要求，可在水分离器3之前补充一定量的外供蒸汽。
本发明所述的间壁换热饱和的方法与现有技术相比，具有如下显著的优点1.由于采用间壁换热饱和的方法，出间壁换热式饱和塔1的原料气可以超越湿球温度的限制，原料气的汽气比得到明显的提高，对低变工艺，汽气比可达0.3～0.5，对中变工艺，汽气比可达0.65～0.80，对于低温变换工艺，一般不再需要提供外加蒸汽，降低了能耗；
2.离开变换系统的低变变换气的温度可以降至30～60℃，中变变换气的温度可以降至60～80℃，而现有的工艺分别为80～90℃和100～110℃，使热量得到充分的回收，同时不必再设置现有的工艺中所需的锅炉给水加热器，简化了设备；3.传统工艺的热水饱和塔的循环水量较大，一般为3.5～7.0吨/1000Nm3(原料气)，本发明大大地降低了循环水的用量，对于低温变换工艺，软水量一般仅为0.20～0.40吨/1000Nm3(原料气)，对于中温变换工艺，一般为0.4～0.8吨/1000Nm3(原料气)，降低了能耗。
本发明所说的间壁换热饱和式回收变换反应热的方法，是藉助一种间壁换热式饱和塔进行的，图4为一种两段间壁换热式饱和塔的整体结构图，图中8----气液分离件 9----加热介质入口10---工艺软水入口11---布液器12---壳体13---原料气入口14---液体分配管 15---管板16---加热介质出口17---列管18---挡板19---原料气出口20---工艺软水出口所说的间壁换热式饱和塔主要由壳体12、布液器11、管板15、列管17、挡板18、液体分配管14、气液分离件8诸部件所构成，布液器11、管板15、列管17、挡板18组成一个换热段，列管17的管径一般为10～50mm，为了加强传热效果，可以在管外设置翅片等构件或采用异形管，根据工艺要求，所说的间壁换热式饱和塔可由一个或一个以上的换热段所组成，每个换热段的管外上部设置一个加热介质出口16，下部设置一个加热介质入口9，在间壁换热式饱和塔的上方设置了一个液体分配管14，液体分配管14可为枝管状或环状，下平面设有直径为2～10mm的多个布液孔，在管板15上的列管17的上方设置了布液器11，图5为一种布液器11的结构示意图。
图中
21-----液流小孔，22-----布液管布液管22固接于列管17的上方，上有一个或一个以上直径为1～10mm的液流小孔21；在间壁换热式饱和塔的下方设置一个气液分离件8，原料气入口13位于间壁换热式饱和塔的顶部，原料气出口20位于间壁换热式饱和塔的下方，循环软水入口1与工艺软水入口10设置于塔的上方，循环软水入口10设置于两个换热段之间，循环软水入口和工艺软水入口10与液体分配管14相连接，软水出口20在塔的底部；列管间壁换热式饱和塔可以垂直、水平和斜向安置，水平和斜向安置时须藉助压力差将工艺软水均匀分配至各列管。
本发明所说的换热方法是这样实现的原料气由原料气入口13进入塔内，工艺软水由塔上方的入水口10进入液体分配管14后通过布液孔使进塔软水作均匀的初次分配，然后通过管板15上列管17上方的布液器11均匀分配后与原料气一并进入列管17，管外为加热介质，逆流间壁换热，原料气和工艺软水在管内升高温度，工艺软水被汽化，原料气被饱和，然后与塔1底部排出的少量多余的循环软水汇合，流入下一换热段的管内，以进一步提高原料气的饱和温度，被饱和的原料气通过气液分离件8分离出原料气中夹带的水分后由原料气出口19出塔，从而达到了热量回收的目的。
下面将通过实施例对本发明作进一步的论述实施例1本实施例采用了图1所示的低变流程，原料气量为11800Nm3/h，变换压力为0.75MPa，原料气温度为35℃，原料气中CO2含量为28％，变换后变换气中CO2含量为0.5％，工艺软水量为0.25吨/1000Nm3(原料气)，采用两段式间壁换热式饱和塔，上段换热面积为350m2，下段换热面积为260m2，塔直径为1.2m。实施结果如下离开饱和塔变换气温度 50℃饱和塔出口原料气的汽气比 0.3补充蒸汽量 0
饱和塔循环水量 0.3t/1000Nm3实施例2本实施例采用了图2所示的低变流程，原料气量为11800Nm3/h，变换压力为0.75MPa，原料气温度为35℃，原料气中CO2含量为28％，变换后变换气中CO2含量为0.5％，工艺软水量为0.25吨/1000Nm3(原料气)，采用三段式间壁换热式饱和塔，上段换热面积为350m2，中段换热面积为70m2，下段换热面积为120m2，塔直径为1.2m。结果如下离开饱和塔变换气温度50℃饱和塔出口原料气的汽气比0.3补充蒸汽量 0饱和塔循环水量 0.3t/1000Nm3实施例3本实施例采用了图3所示的中变流程，原料气量为11800Nm3/h，变换压力为0.75MPa，原料气温度为35℃，原料气中CO2含量为28％，变换后变换气中CO2含量为2.8％，工艺软水量为0.6吨/1000Nm3(原料气)，采用两段式间壁换热式饱和塔，上段换热面积为300m2，下段换热面积为260m2，塔直径为1.2m。实施结果如下离开饱和塔变换气温度 80℃饱和塔出口原料气的汽气比0.7补充蒸汽量80kg/1000Nm3饱和塔循环水量0.6t/1000Nm3对比例1本对比例采用传统的低变流程，原料气量为11800 Nm3/h，变换压力为0.75MPa，粗原料气温度为35℃，原料气中CO2含量为28％，变换后变换气中CO2含量为0.5％，采用传统的热水饱和塔，结果如下离开饱和塔变换气温度80℃饱和塔出口原料气的汽气比0.3补充蒸汽量 48～58kg/1000Nm3
饱和塔循环水量6吨/1000Nm3对比例2本对比例采用传统的中变流程，原料气量为11800Nm3/h，变换压力为0.75MPa，粗原料气温度为35℃，粗原料气中CO2含量为28％，变换后变换气中CO2含量为2.8％，采用传统的热水饱和塔，结果如下离开饱和塔变换气温度110℃饱和塔出口原料气的汽气比0.7补充蒸汽量 200kg/1000Nm3饱和塔循环水量 6吨/1000Nm3由本发明公开的技术方案、实施例和对比例可见，在进入变换炉原料气的汽气比相同的工艺条件下，采用本发明所说的间壁换热饱和的方法和装置后，离开系统的变换气的温度大大降低，对于低温变换，已不需补充蒸汽，对于中温变换，水蒸气添加量大为降低，饱和塔循环水量亦大为降低，而设备却十分紧凑简化，因此，将大为降低能耗和设备投资。
权利要求
1.一种间壁换热式饱和塔回收变换反应热的方法，其特征在于(1)在原料气中加入饱和所需的工艺软水，原料气和工艺软水一并流过间壁换热式饱和塔换热段的一侧，变换反应后的出口气体和变换反应层间反应气体或由变换反应层间气体加热的热水作为加热介质流过间壁换热式饱和塔换热段的另一侧进行逆流换热，原料气被加热的同时工艺软水被蒸发转化为反应所需的蒸汽，原料气被饱和；(2)所说的间壁换热式饱和塔的换热部分的结构可为列管式、绕管式、套管式、螺旋板式或板式中的一种。
2.据权利要求1所述的方法，其特征在于变换反应层间的高温气体直接进入间壁换热式饱和塔(1)的下部换热段的一侧，反应后的出口气体直接进入间壁换热式饱和塔(1)的上部换热段的一侧。
3.据权利要求1所述的方法，其特征在于变换反应层间的高温气体先加热循环热水，以循环热水为加热介质，进入间壁换热式饱和塔(1)的下部换热段的一侧，反应后的出口气体直接进入间壁换热式饱和塔(1)的上部换热段的一侧。
4.据权利要求1所述的方法，其特征在于加入的工艺软水量为0.2～0.6吨/1000Nm3(原料气)。
5.一种间壁换热式饱和塔回收变换反应热的装置，其特征在于所说的间壁换热式饱和塔(1)主要由壳体(12)、布液器(11)、气液分离件(8)和一段或一段以上的换热段所组成；所说的换热段主要由管板(15)、列管(17)、挡板(18)通过机械配合组合而成，每个换热段均设有加热介质的进口(9)和出口(16)；气液分离件(8)设置于塔的下方。
全文摘要
本发明属于合成氨、甲醇生产领域,公开了一种间壁换热式饱和塔回收变换反应热的方法和装置。本发明将原料气和工艺软水一并进入间壁换热式饱和塔换热段的一侧,与另一侧的变换气、变换层间催化反应气或由变换层间催化反应气加热的热水间壁换热,避免了直接换热时平衡线的限制,原料气的汽气比得到明显的提高,对低变工艺,汽气比可达0.3～0.5,对中变工艺,汽气比可达0.65～0.80,对于低温变换工艺,一般不再需要提供外加蒸汽,降低了能耗,减少了设备投资。
文档编号C10J3/80GK1188137SQ9710675
公开日1998年7月22日 申请日期1997年12月2日 优先权日1997年12月2日
发明者张成芳, 刘时贤, 朱子彬 申请人:华东理工大学