專利名稱：間壁換熱式飽和塔回收變換反應熱的方法和裝置的制作方法
技術領域：
本發(fā)明屬于合成氨、甲醇生產(chǎn)領域，涉及一種一氧化碳變換過程中回收變換反應熱的方法和裝置。
在生產(chǎn)合成氨、甲醇的原料氣中含有大量的一氧化碳(15～40％)，工業(yè)上采用變換的方法將其轉化為所需的氫氣，其反應式為
該放熱反應在催化條件下進行。70年代以前，催化劑主要以Fe2O3為主體，反應溫度為350℃～550℃，稱為中溫變換，60年代以后開始使用活性較高的Co、Mo耐硫催化劑，反應溫度為160℃～400℃，稱為低溫變換，它們都存在著如何合理回收變換反應熱的問題。
目前，對于上述兩種變換工藝，工業(yè)上回收變換反應熱的任務主要通過熱水飽和塔來完成，這是一種氣液直接接觸的增、減濕設備，它由熱水塔和飽和塔兩部分組成。在熱水塔中，水與變換反應后的高溫氣體直接接觸，使氣體減濕和降溫，而水的溫度隨之升高；在飽和塔中，將升高了溫度的水與粗原料氣直接接觸，使水在粗原料氣中蒸發(fā)，轉變?yōu)樽儞Q反應所需的水蒸汽，從而達到回收變換反應熱的目的。目前工業(yè)上采用的這種回收變換反應熱的方法和裝置，存在著熱量回收很不完全的缺點在熱水塔的熱、質傳遞過程中，變換反應后的高溫氣體與水直接接觸，由于平衡線是曲線，操作線是直線，在操作線的上下兩端與平衡線十分靠近，因此，在塔底部由于受平衡的限制(達到濕球溫度)，很難使水溫有更多的提高；在塔頂部，由于變換氣的溫度已靠近平衡線，變換氣的溫度難以進一步的降低；在飽和塔中，由于受熱水塔加熱熱水溫度的限制，則會出現(xiàn)操作線在平衡線中部某處相互十分靠近的情況，為了避免操作線與平衡線在此相交，只能使離開飽和塔的熱水保持較高的溫度，不能使熱量全部有效地轉化為反應所需的水蒸汽，從而造成飽和塔的熱量回收也很不完全。
對于中溫變換，反應溫度較高，為了確保一氧化碳的變換率，反應必須在較高的汽氣比(水蒸汽/原料氣)(摩爾分率)的條件下進行，由于飽和塔提供的蒸汽不足，必須外加較多蒸汽，從而增加了熱能的消耗，同時，反應后又有大量剩余的水蒸汽滯留在飽和塔出口氣中而被帶出，致使高品位的熱量的貶值；對于低溫變換，反應溫度較低，變換反應的汽氣比接近化學計量，反應后滯留在變換氣中的水蒸汽已經(jīng)很低，汽氣比僅為0.05左右，此時若再將變換氣送入氣液直接接觸的熱水塔，必將造成水的大量蒸發(fā)而被變換氣帶出變換系統(tǒng)，也將造成高品位的熱量的貶值，為此，產(chǎn)業(yè)部門希望有關科技人員盡快開發(fā)研究一種新的回收變換反應熱的方法，以提高熱能的利用效率。
本發(fā)明的目的在于1.提出一種間壁換熱飽和式回收變換反應熱的方法，2.提出一種間壁換熱式飽和塔，以期克服現(xiàn)有技術缺點，提高熱能的利用效率，降低生產(chǎn)成本，提高生產(chǎn)技術水平。
本發(fā)明的構思是這樣的在原料氣中加入飽和所需的工藝軟水，原料氣和工藝軟水一并流過間壁換熱式飽和塔換熱段的一側，變換氣或由變換氣加熱的熱水作為加熱介質流過間壁換熱式飽和塔換熱段的另一側進行逆流換熱，原料氣被加熱的同時工藝軟水被蒸發(fā)轉化為反應所需的蒸汽，原料氣被飽和。本構思的主要特點是采用間壁換熱飽和法，避免了直接接觸時平衡線的限制，可以使熱能得到充分的回收。間壁換熱式飽和塔由一段或多段組成，其中換熱部分的結構可以是列管式，繞管式，套管式，螺旋板式和板式等，一般而言，列管式最為簡便。為了提高熱量的回收效率，反應后出口氣體余熱回收段設置在最上面，變換爐層間余熱按其溫度高低自下而上排序。
依據(jù)上述構思，發(fā)明人設計了一種采用間壁換熱的方法回收變換反應熱的工藝流程，研制了一種間壁換熱式飽和塔，使變換反應層間高溫氣體和反應后的出口氣體直接或間接地與原料氣和工藝軟水間壁換熱，回收反應時產(chǎn)生的熱量，下面將通過工藝流程附圖對本發(fā)明作進一步的詳細的闡述。

圖1.為以循環(huán)熱水為加熱介質進行層間換熱的全低溫變換過程的流程圖，圖2.為以變換反應后的高溫氣體直接作為加熱介質進行間壁換熱的全低溫變換過程的流程圖，圖3.為以循環(huán)熱水為加熱介質進行層間換熱的中溫變換過程的流程圖。
圖中1----間壁換熱式飽和塔2----水泵3----水分離器4----氣氣熱交換器5----第一變換爐 6----層間換熱器7----第二變換爐圖1的變換反應部分為典型的全低溫變換流程，熱量回收部分采用的為本發(fā)明所說的間壁換熱飽和式。間壁換熱式飽和塔1由上、下兩段組成，由前工段來的原料氣和工藝軟水同時進入間壁換熱式飽和塔1上部換熱段的一側，自上而下流動，工藝軟水加入量為0.2～0.4噸/1000Nm3(原料氣)；換熱段的另一側為由第二變換爐7來的出口變換氣，出口變換氣與原料氣和工藝軟水逆流間壁換熱，出口變換氣的溫度由180℃降至35～60℃，降溫后的變換氣送入后續(xù)工段；原料氣和工藝軟水在升溫過程中，工藝軟水被蒸發(fā)，原料氣達到飽和，然后與塔1底部排出的少量多余的循環(huán)軟水匯合，并流流入下一換熱段的一側；第一變換爐5的催化層間反應熱在層間換熱器6中將循環(huán)熱水加熱至200℃左右，由水泵2送入間壁換熱式飽和塔1下部換熱段的另一側，與原料氣和工藝軟水逆流間接換熱，進一步提高原料氣的飽和溫度，飽和后的原料氣經(jīng)水分離器3、氣氣熱交換器4后進入第一變換爐5，少量多余的循環(huán)軟水由間壁換熱式飽和塔1的下部排出，由循環(huán)水泵2送入塔1的中部循環(huán)使用。
圖2的變換反應部分亦為典型的全低溫變換流程，熱量回收部分采用的為本發(fā)明所說的間壁換熱飽和式。間壁換熱式飽和塔1由上、中、下三段組成，由前工段來的原料氣和工藝軟水同時進入間壁換熱式飽和塔1上部換熱段的一側，自上而下流動，工藝軟水加入量為0.2～0.4噸/1000Nm3(原料氣)；換熱段的另一側為由第二變換爐7來的出口變換氣，出口變換氣與原料氣和軟水逆流間壁換熱，出口變換氣的溫度由180℃降至30～60℃，降溫后的變換氣送入后續(xù)工段，原料氣和工藝軟水在升溫過程中，工藝軟水被蒸發(fā)，原料氣達到飽和，然后與塔1底部排出的少量多余的循環(huán)軟水匯合，并流流入中部換熱段的一側，另一側為第一變換爐5的第二層間高溫催化反應氣，進一步提高了飽和溫度后的原料氣，再與塔1底部排出的少量多余的循環(huán)軟水匯合，并流流入下部換熱段的一側，另一側為第一變換爐5的第一層間高溫催化反應氣，第一層高溫反應氣的溫度由370℃降至210℃左右，飽和水蒸汽后的原料氣經(jīng)水分離器3、氣氣熱交換器4后進入第一變換爐5，少量多余的循環(huán)軟水由間壁換熱式飽和塔1的下部排出送往塔1的中部循環(huán)使用。
圖3為中溫變換流程，其熱量回收亦采用了本發(fā)明所說的間壁換熱飽和式。間壁換熱式飽和塔1由上下兩段組成，由前工段來的原料氣與工藝軟水進入間壁換熱式飽和塔1上部換熱段的一側，自上而下流動，工藝軟水加入量為0.4～0.8噸/1000Nm3(原料氣)；另一側為由變換爐5來的經(jīng)氣氣熱交換器4換熱后的出口變換氣，出口變換氣與原料氣和工藝軟水逆流間壁換熱，出口變換氣的溫度由205℃降至60～80℃，降溫后的變換氣送入后續(xù)工段，原料氣和工藝軟水在升溫過程中，工藝軟水被蒸發(fā)，原料氣達到飽和，然后與塔1底部排出的少量多余的循環(huán)軟水匯合，并流流入下一換熱段的一側；變換爐5的層間高溫催化反應氣在層間換熱器6中將循環(huán)熱水加熱至260℃左右，由水泵2送入間壁換熱式飽和塔1下部換熱段的另一側，與原料氣和工藝軟水逆流間壁換熱，進一步提高原料氣的飽和溫度，飽和后的原料氣經(jīng)水分離器3、氣氣熱交換器4后進入變換爐5，少量多余的循環(huán)軟水由間壁換熱式飽和塔1的下部排出送往塔1的中部循環(huán)使用；根據(jù)工藝要求，可在水分離器3之前補充一定量的外供蒸汽。
本發(fā)明所述的間壁換熱飽和的方法與現(xiàn)有技術相比，具有如下顯著的優(yōu)點1.由于采用間壁換熱飽和的方法，出間壁換熱式飽和塔1的原料氣可以超越濕球溫度的限制，原料氣的汽氣比得到明顯的提高，對低變工藝，汽氣比可達0.3～0.5，對中變工藝，汽氣比可達0.65～0.80，對于低溫變換工藝，一般不再需要提供外加蒸汽，降低了能耗；
2.離開變換系統(tǒng)的低變變換氣的溫度可以降至30～60℃，中變變換氣的溫度可以降至60～80℃，而現(xiàn)有的工藝分別為80～90℃和100～110℃，使熱量得到充分的回收，同時不必再設置現(xiàn)有的工藝中所需的鍋爐給水加熱器，簡化了設備；3.傳統(tǒng)工藝的熱水飽和塔的循環(huán)水量較大，一般為3.5～7.0噸/1000Nm3(原料氣)，本發(fā)明大大地降低了循環(huán)水的用量，對于低溫變換工藝，軟水量一般僅為0.20～0.40噸/1000Nm3(原料氣)，對于中溫變換工藝，一般為0.4～0.8噸/1000Nm3(原料氣)，降低了能耗。
本發(fā)明所說的間壁換熱飽和式回收變換反應熱的方法，是藉助一種間壁換熱式飽和塔進行的，圖4為一種兩段間壁換熱式飽和塔的整體結構圖，圖中8----氣液分離件 9----加熱介質入口10---工藝軟水入口11---布液器12---殼體13---原料氣入口14---液體分配管 15---管板16---加熱介質出口17---列管18---擋板19---原料氣出口20---工藝軟水出口所說的間壁換熱式飽和塔主要由殼體12、布液器11、管板15、列管17、擋板18、液體分配管14、氣液分離件8諸部件所構成，布液器11、管板15、列管17、擋板18組成一個換熱段，列管17的管徑一般為10～50mm，為了加強傳熱效果，可以在管外設置翅片等構件或采用異形管，根據(jù)工藝要求，所說的間壁換熱式飽和塔可由一個或一個以上的換熱段所組成，每個換熱段的管外上部設置一個加熱介質出口16，下部設置一個加熱介質入口9，在間壁換熱式飽和塔的上方設置了一個液體分配管14，液體分配管14可為枝管狀或環(huán)狀，下平面設有直徑為2～10mm的多個布液孔，在管板15上的列管17的上方設置了布液器11，圖5為一種布液器11的結構示意圖。
圖中
21-----液流小孔，22-----布液管布液管22固接于列管17的上方，上有一個或一個以上直徑為1～10mm的液流小孔21；在間壁換熱式飽和塔的下方設置一個氣液分離件8，原料氣入口13位于間壁換熱式飽和塔的頂部，原料氣出口20位于間壁換熱式飽和塔的下方，循環(huán)軟水入口1與工藝軟水入口10設置于塔的上方，循環(huán)軟水入口10設置于兩個換熱段之間，循環(huán)軟水入口和工藝軟水入口10與液體分配管14相連接，軟水出口20在塔的底部；列管間壁換熱式飽和塔可以垂直、水平和斜向安置，水平和斜向安置時須藉助壓力差將工藝軟水均勻分配至各列管。
本發(fā)明所說的換熱方法是這樣實現(xiàn)的原料氣由原料氣入口13進入塔內(nèi)，工藝軟水由塔上方的入水口10進入液體分配管14后通過布液孔使進塔軟水作均勻的初次分配，然后通過管板15上列管17上方的布液器11均勻分配后與原料氣一并進入列管17，管外為加熱介質，逆流間壁換熱，原料氣和工藝軟水在管內(nèi)升高溫度，工藝軟水被汽化，原料氣被飽和，然后與塔1底部排出的少量多余的循環(huán)軟水匯合，流入下一換熱段的管內(nèi)，以進一步提高原料氣的飽和溫度，被飽和的原料氣通過氣液分離件8分離出原料氣中夾帶的水分后由原料氣出口19出塔，從而達到了熱量回收的目的。
下面將通過實施例對本發(fā)明作進一步的論述實施例1本實施例采用了圖1所示的低變流程，原料氣量為11800Nm3/h，變換壓力為0.75MPa，原料氣溫度為35℃，原料氣中CO2含量為28％，變換后變換氣中CO2含量為0.5％，工藝軟水量為0.25噸/1000Nm3(原料氣)，采用兩段式間壁換熱式飽和塔，上段換熱面積為350m2，下段換熱面積為260m2，塔直徑為1.2m。實施結果如下離開飽和塔變換氣溫度 50℃飽和塔出口原料氣的汽氣比 0.3補充蒸汽量 0
飽和塔循環(huán)水量 0.3t/1000Nm3實施例2本實施例采用了圖2所示的低變流程，原料氣量為11800Nm3/h，變換壓力為0.75MPa，原料氣溫度為35℃，原料氣中CO2含量為28％，變換后變換氣中CO2含量為0.5％，工藝軟水量為0.25噸/1000Nm3(原料氣)，采用三段式間壁換熱式飽和塔，上段換熱面積為350m2，中段換熱面積為70m2，下段換熱面積為120m2，塔直徑為1.2m。結果如下離開飽和塔變換氣溫度50℃飽和塔出口原料氣的汽氣比0.3補充蒸汽量 0飽和塔循環(huán)水量 0.3t/1000Nm3實施例3本實施例采用了圖3所示的中變流程，原料氣量為11800Nm3/h，變換壓力為0.75MPa，原料氣溫度為35℃，原料氣中CO2含量為28％，變換后變換氣中CO2含量為2.8％，工藝軟水量為0.6噸/1000Nm3(原料氣)，采用兩段式間壁換熱式飽和塔，上段換熱面積為300m2，下段換熱面積為260m2，塔直徑為1.2m。實施結果如下離開飽和塔變換氣溫度 80℃飽和塔出口原料氣的汽氣比0.7補充蒸汽量80kg/1000Nm3飽和塔循環(huán)水量0.6t/1000Nm3對比例1本對比例采用傳統(tǒng)的低變流程，原料氣量為11800 Nm3/h，變換壓力為0.75MPa，粗原料氣溫度為35℃，原料氣中CO2含量為28％，變換后變換氣中CO2含量為0.5％，采用傳統(tǒng)的熱水飽和塔，結果如下離開飽和塔變換氣溫度80℃飽和塔出口原料氣的汽氣比0.3補充蒸汽量 48～58kg/1000Nm3
飽和塔循環(huán)水量6噸/1000Nm3對比例2本對比例采用傳統(tǒng)的中變流程，原料氣量為11800Nm3/h，變換壓力為0.75MPa，粗原料氣溫度為35℃，粗原料氣中CO2含量為28％，變換后變換氣中CO2含量為2.8％，采用傳統(tǒng)的熱水飽和塔，結果如下離開飽和塔變換氣溫度110℃飽和塔出口原料氣的汽氣比0.7補充蒸汽量 200kg/1000Nm3飽和塔循環(huán)水量 6噸/1000Nm3由本發(fā)明公開的技術方案、實施例和對比例可見，在進入變換爐原料氣的汽氣比相同的工藝條件下，采用本發(fā)明所說的間壁換熱飽和的方法和裝置后，離開系統(tǒng)的變換氣的溫度大大降低，對于低溫變換，已不需補充蒸汽，對于中溫變換，水蒸氣添加量大為降低，飽和塔循環(huán)水量亦大為降低，而設備卻十分緊湊簡化，因此，將大為降低能耗和設備投資。
權利要求
1.一種間壁換熱式飽和塔回收變換反應熱的方法，其特征在于(1)在原料氣中加入飽和所需的工藝軟水，原料氣和工藝軟水一并流過間壁換熱式飽和塔換熱段的一側，變換反應后的出口氣體和變換反應層間反應氣體或由變換反應層間氣體加熱的熱水作為加熱介質流過間壁換熱式飽和塔換熱段的另一側進行逆流換熱，原料氣被加熱的同時工藝軟水被蒸發(fā)轉化為反應所需的蒸汽，原料氣被飽和；(2)所說的間壁換熱式飽和塔的換熱部分的結構可為列管式、繞管式、套管式、螺旋板式或板式中的一種。
2.據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于變換反應層間的高溫氣體直接進入間壁換熱式飽和塔(1)的下部換熱段的一側，反應后的出口氣體直接進入間壁換熱式飽和塔(1)的上部換熱段的一側。
3.據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于變換反應層間的高溫氣體先加熱循環(huán)熱水，以循環(huán)熱水為加熱介質，進入間壁換熱式飽和塔(1)的下部換熱段的一側，反應后的出口氣體直接進入間壁換熱式飽和塔(1)的上部換熱段的一側。
4.據(jù)權利要求1所述的方法，其特征在于加入的工藝軟水量為0.2～0.6噸/1000Nm3(原料氣)。
5.一種間壁換熱式飽和塔回收變換反應熱的裝置，其特征在于所說的間壁換熱式飽和塔(1)主要由殼體(12)、布液器(11)、氣液分離件(8)和一段或一段以上的換熱段所組成；所說的換熱段主要由管板(15)、列管(17)、擋板(18)通過機械配合組合而成，每個換熱段均設有加熱介質的進口(9)和出口(16)；氣液分離件(8)設置于塔的下方。
全文摘要
本發(fā)明屬于合成氨、甲醇生產(chǎn)領域,公開了一種間壁換熱式飽和塔回收變換反應熱的方法和裝置。本發(fā)明將原料氣和工藝軟水一并進入間壁換熱式飽和塔換熱段的一側,與另一側的變換氣、變換層間催化反應氣或由變換層間催化反應氣加熱的熱水間壁換熱,避免了直接換熱時平衡線的限制,原料氣的汽氣比得到明顯的提高,對低變工藝,汽氣比可達0.3～0.5,對中變工藝,汽氣比可達0.65～0.80,對于低溫變換工藝,一般不再需要提供外加蒸汽,降低了能耗,減少了設備投資。
文檔編號C10J3/80GK1188137SQ9710675
公開日1998年7月22日 申請日期1997年12月2日 優(yōu)先權日1997年12月2日
發(fā)明者張成芳, 劉時賢, 朱子彬 申請人:華東理工大學