一種飽和塔分股循環(huán)co變換工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及到一種飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝，其包括下述步驟：由粉煤氣化單元送來的粗合成氣進入飽和塔和工藝循環(huán)水逆流接觸進行傳熱傳質(zhì)，出飽和塔的新鮮合成氣分成兩股；第一股新鮮合成氣與高壓蒸汽和第一股一變混合氣混合后再補入中壓鍋爐水，然后送至1#變換爐進行變換反應(yīng)；得到的一變混合氣溫度換熱后分成兩股；第二股一變混合氣與第二股新鮮合成氣混合后進入2#變換爐進行變換反應(yīng)；得到的二變混合氣換熱后補入中壓蒸汽，進入3#變換爐繼續(xù)進行變換反應(yīng)。本發(fā)明先對粗合成氣進行增溫增濕，同時將粗合成氣和一變混合氣分股操作，顯著降低了變換單元的蒸汽消耗和進入變換爐的CO濃度，變換爐操作溫度低，催化劑運行環(huán)境溫和，延長了催化劑使用壽命和裝置的運行周期，節(jié)能降耗效果好。
【專利說明】—種飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種CO變換工藝，具體指一種飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]近年來我國煤氣化技術(shù)取得了長足發(fā)展，尤其是采用廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣化技術(shù)，具有對煤質(zhì)要求低、合成氣中有效組分高、運行費用低且環(huán)境友好等特點，被國內(nèi)越來越多的大型煤化工裝置所采用。廢熱鍋爐流程粉煤加壓氣化技術(shù)生成的粗合成氣中CO干基體積含量通常高達60%以上，同時水蒸汽體積含量小于20%，粗合成氣具有水蒸汽含量低和CO含量高的顯著特點。
[0003]廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣化技術(shù)用于造氣來配套合成氨、制氫、合成甲醇等裝置時均需配置CO變換工序，通過變換來調(diào)節(jié)合成氣中的氫碳比或?qū)⒈M量多的CO變換為氫氣。因此，不論是生產(chǎn)合成氨或者甲醇等產(chǎn)品均面臨著強放熱的高濃度CO變換技術(shù)難題，所以廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣化技術(shù)近年來的推廣和發(fā)展，也極大的推動了我國高濃度CO變換技術(shù)的發(fā)展和進步。
[0004]變換反應(yīng)是水蒸汽和CO的等摩爾反應(yīng)，生成二氧化碳和氫氣的同時放出大量反應(yīng)熱。對于不同煤氣化技術(shù)所生成的粗合成氣，變換工序的化學反應(yīng)過程均相同，但是變換流程需根據(jù)粗合成氣的特點進行有針對性的設(shè)計。對于采用廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣技術(shù)生成的粗合成氣，在變換工序進行CO變換反應(yīng)時，變換流程設(shè)計的重點和難點是如何有效的控制CO變換反應(yīng)的 床層溫度，延長變換催化劑的使用壽命以及降低變換反應(yīng)能耗。
[0005]目前配套于該氣化技術(shù)的變換流程，較普遍的采用了高水氣比的耐硫變換工藝，變換工序均設(shè)置在粗合成氣脫硫之前。采用高水氣比耐硫變換工藝，其流程特點是為了防止預(yù)變爐超溫，在預(yù)變換爐入口一次性添加大量中壓過熱蒸汽，使粗合成氣中的水/干氣摩爾比達到1.30以上，然后分段進行變換反應(yīng)，最終變換氣出口 CO干基體積含量一般不高于 0.4%。
[0006]現(xiàn)有的高水氣比CO變換流程為了抑制變換反應(yīng)的超溫，在粗合成氣進入預(yù)變換爐之前配入大量中壓過熱蒸汽，使其水/干氣摩爾比達到1.3~1.5，但即使這樣，由于粗合成氣中的CO濃度高以及劇烈的放熱反應(yīng)，裝置在運行過程中仍然經(jīng)常發(fā)生預(yù)變換爐超溫問題。一旦超溫必造成預(yù)變催化劑活性急劇衰退，催化劑更換頻繁，影響變換裝置的長周期穩(wěn)定運行；同時由于需要配入較多的中壓過熱蒸汽，導(dǎo)致裝置能耗高運行成本大。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0007]本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是針對現(xiàn)有技術(shù)的現(xiàn)狀提供一種飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝，以解決現(xiàn)有高水氣比CO變換工藝變換爐容易超溫、催化劑壽命短、能耗高等一系列技術(shù)問題。
[0008]本發(fā)明解決上述技術(shù)問題所采用的技術(shù)方案為:該飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟:[0009]由粉煤氣化單元送來的溫度155°C~165°C、壓力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19、CO干基摩爾含量60%~70%的粗合成氣首先從飽和塔的側(cè)壁下部進入飽和塔，從熱水塔底部出來的經(jīng)過多次換熱后的溫度為205°C~215°C的工藝循環(huán)水從飽和塔的側(cè)壁上部進入飽和塔，粗合成氣和工藝循環(huán)水逆流接觸進行傳熱傳質(zhì)，工藝循環(huán)水溫度逐漸降低到165°C~170°C，從飽和塔底部送出，經(jīng)飽和塔底泵加壓后送到熱水塔進行循環(huán)加熱，同時抽出工藝循環(huán)水總量的3%~8%去后系統(tǒng)進行汽提，防止有害物質(zhì)在工藝循環(huán)水系統(tǒng)累積；
[0010]出飽和塔的新鮮合成氣溫度為190°C~200°C，水/干氣摩爾比為0.75~0.80;新鮮合成氣被分成兩股；其中占體積總流量25%~35%的第一股新鮮合成氣與利用高壓蒸汽噴射器噴射溫度535°C~540°C、壓力9.0Mpa (G)~11.0Mpa (G)的高壓蒸汽產(chǎn)生動力所吸入的占體積總流量15%~20%的第一股一變混合氣混合后進入氣液混合器，與補入的中壓鍋爐水進行混合，然后送至1#變換爐進行變換反應(yīng)；控制進入1#變換爐的混合氣溫度為245°C~255°C、C0干基體積含量為45%~50%、水/干氣摩爾比為1.65~1.75 ;
[0011]出1#變換爐的一變混合氣溫度為395°C~405°C、CO干基體積含量為4.0%~
5.0%、水/干氣摩爾比為0.9~1.0 ;—變混合氣進入第一預(yù)熱器加熱工藝循環(huán)水，同時一變混合氣溫度降低至310°C~320°C ；
[0012]出第一預(yù)熱器的一變混合氣分成兩股，其中占體積總流量15%~20%的第一股一變混合通過高壓蒸汽噴射器抽吸返回到1#變換爐的入口 ；剩余的第二股一變混合氣與占新鮮合成氣體積總流量65%~75%的第二股新鮮合成氣混合后進入2#變換爐進行變換反應(yīng)；控制2#變換爐入口混合氣的溫度為245°C~255°C、CO干基體積含量35%~40%、水/干氣摩爾比為0.80~0.90 ;
[0013]出2#變換爐的二變混合氣溫度為415°C~425°C、C0干基體積含量5.5%~6.5%、水/干氣摩爾比為0.35~0.45 ;
[0014]二變混合氣進入中壓廢鍋產(chǎn)出溫度250°C、壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，二變混合氣溫度降至330°C~340°C，進入第二預(yù)熱器加熱工藝循環(huán)水，二變混合氣溫度進一步降低至225°C~235°C ;補入中壓蒸汽后進入3#變換爐繼續(xù)進行變換反應(yīng)；控制3#變換爐入口二變混合氣的溫度為220°C~230°C、CO干基體積含量5.5%~6.5%、水/干氣摩爾比為 0.40 ~0.50 ；
[0015]出3#變換爐的三變混合氣溫度為260°C~270°C、C0干基體積含量為1%~1.5%、水/干氣摩爾比0.35~0.45 ;三變混合氣進入第三預(yù)熱器加熱工藝循環(huán)水，同時三變混合氣溫度降低至175°C~180°C后從熱水塔的側(cè)壁下部進入熱水塔，與從熱水塔中部進入的來自飽和塔的工藝循環(huán)水進行逆流傳質(zhì)傳熱；在熱水塔的上部與來自后系統(tǒng)的凈化工藝冷凝液以及補入的中壓鍋爐水進行逆流傳質(zhì)傳熱，凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水質(zhì)量之比為1:1~1:2 ;三變混合氣溫度逐漸降低至160°C~165°C，從熱水塔頂部送出，去下游進行余熱以及工藝冷凝液的回收；
[0016]從熱水塔底部送出的工藝循環(huán)水溫度升至170°C~175°C，經(jīng)熱水塔塔底泵加壓并依次經(jīng)第三預(yù)熱器、第二預(yù)熱器和第一預(yù)熱器逐級換熱升溫至205°C~215°C后送飽和塔。
[0017]與現(xiàn)有技術(shù)相比較，本發(fā)明的優(yōu)點在于:[0018]1、使用飽和塔對從氣化單元來的粗合成氣進行增溫增濕，可節(jié)省大量中壓過熱蒸汽，顯著降低了變換單元的蒸汽消耗；
[0019]2、通過利用蒸汽噴射吸入變換后的低濃度CO進行循環(huán)，有效降低了進入變換爐的CO濃度，達到了變換爐操作溫度降低，催化劑運行環(huán)境溫和，催化劑使用壽命變長，變換單元容易實現(xiàn)長周期穩(wěn)定運行的目的；
[0020]3、在整個變換反應(yīng)過程中，僅有25%~35%的新鮮合成氣和部分循環(huán)回來的一變混合氣中的水/干氣摩爾比達到1.65~1.75，但整個變換系統(tǒng)的水氣比始終較低，降低了中壓過熱蒸汽的消耗。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0021]圖1為本發(fā)明實施例的工藝流程示意圖。
【具體實施方式】
[0022]以下結(jié)合附圖實施例和對比例對本發(fā)明做進一步闡述。
[0023]實施例
[0024]將本實施例配套使用在殼牌粉煤氣化造氣生產(chǎn)30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素的典型化肥裝置中。
[0025]如圖1所示，該 飽和塔分段循環(huán)CO變換工藝包括下述步驟:
[0026]由粉煤氣化單元送來的溫度155°C~165°C、壓力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19、CO干基摩爾含量60%~70%的粗合成氣首先從飽和塔I的側(cè)壁下部進入飽和塔1，從熱水塔12底部出來的經(jīng)過多次換熱后的溫度為205°C~215°C的工藝循環(huán)水從飽和塔I的側(cè)壁上部進入飽和塔1，粗合成氣和工藝循環(huán)水逆流接觸進行傳熱傳質(zhì)，工藝循環(huán)水溫度逐漸降低到165°C~170°C，從飽和塔I底部送出，經(jīng)飽和塔底泵2加壓后送到熱水塔12進行循環(huán)加熱，同時抽出工藝循環(huán)水總量的3%~8%去后系統(tǒng)進行汽提，防止有害物質(zhì)在工藝循環(huán)水系統(tǒng)累積；
[0027]出飽和塔I的新鮮合成氣溫度為190°C~200°C，水/干氣摩爾比為0.75~0.80 ；新鮮合成氣被分成兩股；其中占體積總流量25%~35%的第一股新鮮合成氣與利用高壓蒸汽噴射器3噴射溫度535°C~540°C、壓力9.0Mpa (G)~11.0Mpa (G)的高壓蒸汽產(chǎn)生動力所吸入的占體積總流量15%~20%的第一股一變混合氣混合后進入氣液混合器4，與補入的中壓鍋爐水進行混合，然后送至1#變換爐5進行深度變換反應(yīng)；控制進入1#變換爐5的混合氣溫度為245°C~255°C、C0干基體積含量為45%~50%、水/干氣摩爾比為1.65~
1.75 ；
[0028]出1#變換爐5的一變混合氣溫度為395°C~405°C、CO干基體積含量為4.0%~
5.0%、水/干氣摩爾比為0.9~1.0 ;—變混合氣進入第一預(yù)熱器6加熱工藝循環(huán)水，同時一變混合氣溫度降低至310°C~320°C ；
[0029]出第一預(yù)熱器6的一變混合氣分成兩股，其中占體積總流量15%~20%的第一股一變混合通過高壓蒸汽噴射器3抽吸返回到1#變換爐5的入口 ；剩余的第二股一變混合氣與占新鮮合成氣體積總流量65%~75%的第二股新鮮合成氣混合后進入2#變換爐7進行變換反應(yīng)；控制2#變換爐7入口混合氣的溫度為245°C~255°C、CO干基體積含量35%~40%、水/干氣摩爾比為0.80~0.90 ;
[0030]出2#變換爐7的二變混合氣溫度為415°C~425°C、CO干基體積含量5.5%~
6.5%、水/干氣摩爾比為0.35~0.45 ;
[0031]二變混合氣進入中壓廢鍋8產(chǎn)出溫度250°C、壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，二變混合氣溫度降至330°C~340°C，進入第二預(yù)熱器9加熱工藝循環(huán)水，二變混合氣溫度進一步降低至225°C~235°C;補入中壓蒸汽后進入3#變換爐10繼續(xù)進行變換反應(yīng)；控制3#變換爐10入口二變混合氣的溫度為220°C~230°C、C0干基體積含量5.5%~6.5%、水/干氣摩爾比為0.40~0.50 ;
[0032]出3#變換爐10的三變混合氣溫度為260°C~270°C、CO干基體積含量為1%~
1.5%、水/干氣摩爾比0.35~0.45 ;三變混合氣進入第三預(yù)熱器11加熱工藝循環(huán)水，同時三變混合氣溫度降低至175°C~180°C后從熱水塔的側(cè)壁下部進入熱水塔12，與從熱水塔12中部進入的來自飽和塔I的工藝循環(huán)水進行逆流傳質(zhì)傳熱；在熱水塔12的上部與來自后系統(tǒng)的凈化工藝冷凝液以及補入的中壓鍋爐水進行逆流傳質(zhì)傳熱，凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水質(zhì)量之比為1:1~1:2 ;三變混合氣溫度逐漸降低至160°C~165°C，從熱水塔12頂部送出，去下游進行余熱以及工藝冷凝液的回收；
[0033]從熱水塔12底部送出的工藝循環(huán)水溫度升至170°C~175°C，經(jīng)熱水塔塔底泵13加壓并依次經(jīng)第三預(yù)熱器11、第二預(yù)熱器9和第一預(yù)熱器6逐級換熱升溫至205°C~215°C后送飽和塔I。
[0034]對比例
[0035]中石化安慶油改氣項目采用了殼牌的粉煤加壓氣化技術(shù)造氣，用于生產(chǎn)30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素，采用了高水氣比CO變換流程，氣化單元送變換單元的有效氣(H2+C0)大約為85000Nm3/h。將其與上述實施例的主要參數(shù)進行對比，結(jié)果見表1
[0036]所示。
[0037]表1
[0038]
【權(quán)利要求】
1.一種飽和塔分股循環(huán)CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟: 由粉煤氣化單元送來的溫度155°c~165°C、壓力3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19、CO干基摩爾含量60%~70%的粗合成氣首先從飽和塔(I)的側(cè)壁下部進入飽和塔(I)，從熱水塔(12)底部出來的經(jīng)過多次換熱后的溫度為205°C~215°C的工藝循環(huán)水從飽和塔的側(cè)壁上部進入飽和塔(I)，粗合成氣和工藝循環(huán)水逆流接觸進行傳熱傳質(zhì)，工藝循環(huán)水溫度逐漸降低到165°C~170°C，從飽和塔(I)底部送出，經(jīng)飽和塔底泵(2)加壓后送到熱水塔(12)進行循環(huán)加熱，同時抽出工藝循環(huán)水總量的3%~8%去后系統(tǒng)進行汽提，防止有害物質(zhì)在工藝循環(huán)水系統(tǒng)累積； 出飽和塔(I)的新鮮合成氣溫度為190°C~200°C，水/干氣摩爾比為0.75~0.80;新鮮合成氣被分成兩股；其中占體積總流量25%~35%的第一股新鮮合成氣與利用高壓蒸汽噴射器(3)噴射溫度535°C~540°C、壓力9.0Mpa (G)~11.0Mpa (G)的高壓蒸汽產(chǎn)生動力所吸入的占體積總流量15%~20%的第一股一變混合氣混合后進入氣液混合器(4)，與補入的中壓鍋爐水進行混合，然后送至1#變換爐(5)進行變換反應(yīng)；控制進入1#變換爐(5)的混合氣溫度為245°C~255°C、CO干基體積含量為45%~50%、水/干氣摩爾比為.1.65 ~1.75 ; 出1#變換爐(5)的一變混合氣溫度為395°C~405°C、CO干基體積含量為4.0%~.5.0%、水/干氣摩爾比為0.9~1.0 ;—變混合氣進入第一預(yù)熱器(6)加熱工藝循環(huán)水，同時一變混合氣溫度降低至310°C~320°C ； 出第一預(yù)熱器(6)的一變混合氣分成兩股，其中占體積總流量15%~20%的第一股一變混合通過高壓蒸汽噴射 器(3)抽吸返回到1#變換爐(5)的入口 ；剩余的第二股一變混合氣與占新鮮合成氣體積總流量65%~75%的第二股新鮮合成氣混合后進入2#變換爐(7)進行變換反應(yīng)；控制2#變換爐(7)入口混合氣的溫度為245°C~255°C、CO干基體積含量.35%~40%、水/干氣摩爾比為0.80~0.90 ; 出2#變換爐(7)的二變混合氣溫度為415°C~425°C、CO干基體積含量5.5%~6.5%、水/干氣摩爾比為0.35~0.45 ; 二變混合氣進入中壓廢鍋(8)產(chǎn)出溫度250°C、壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，二變混合氣溫度降至330°C~340°C，進入第二預(yù)熱器(9)加熱工藝循環(huán)水，二變混合氣溫度進一步降低至225°C~235°C ;補入中壓蒸汽后進入3#變換爐(10)繼續(xù)進行變換反應(yīng)；控制.3#變換爐(10)入口二變混合氣的溫度為220°C~230°C、CO干基體積含量5.5%~6.5%、水/干氣摩爾比為0.40~0.50 ; 出3#變換爐(10)的三變混合氣溫度為260°C~270°C、C0干基體積含量為1%~1.5%、水/干氣摩爾比0.35~0.45 ;三變混合氣進入第三預(yù)熱器(11)加熱工藝循環(huán)水，同時三變混合氣溫度降低至175°C~180°C后從熱水塔的側(cè)壁下部進入熱水塔(12)，與從熱水塔(12)中部進入的來自飽和塔(I)的工藝循環(huán)水進行逆流傳質(zhì)傳熱；在熱水塔(12)的上部與來自后系統(tǒng)的凈化工藝冷凝液以及補入的中壓鍋爐水進行逆流傳質(zhì)傳熱，凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水質(zhì)量之比為1:1~1:2 ;三變混合氣溫度逐漸降低至160°C~165°C，從熱水塔(12)頂部送出，去下游進行余熱以及工藝冷凝液的回收； 從熱水塔(12)底部送出的工藝循環(huán)水溫度升至170°C~175°C，經(jīng)熱水塔塔底泵13加壓并依次經(jīng)第三預(yù)熱器(11)、第二預(yù)熱器(9)和第一預(yù)熱器(6)逐級換熱升溫至205°C~215°C后送飽和塔(1)。
【文檔編號】C01B3/16GK103879961SQ201410110121
【公開日】2014年6月25日 申請日期:2014年3月24日 優(yōu)先權(quán)日:2014年3月24日
【發(fā)明者】張瑋, 許仁春, 徐潔, 程雄志, 李垚洪, 繆瀅, 買發(fā)宏 申請人:中石化寧波工程有限公司, 中石化寧波技術(shù)研究院有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司