一種分股循環(huán)co變換工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種分股循環(huán)CO變換工藝，其包括下述步驟：由粉煤氣化單元送來的飽和了水蒸汽的粗合成氣分離出液體并預熱至一定溫度后，進入脫毒槽脫除雜質(zhì)和重金屬；然后分成兩股，第一股與高壓蒸汽和第一股一變混合氣混合并補入中壓鍋爐給水，進入1#變換爐進行變換反應；得到的一變混合氣換熱后分成兩股，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；得到的二變混合氣換熱后進入3#變換爐繼續(xù)進行變換反應。本發(fā)明通過粗合成氣和一變混合氣的分股，有效降低了進入變換爐的CO濃度，變換爐操作溫度低，催化劑運行環(huán)境溫和，延長了裝置穩(wěn)定運行周期，且節(jié)能降耗效果好。
【專利說明】—種分股循環(huán)CO變換工藝【技術領域】
[0001]本發(fā)明涉及一種CO變換工藝，具體指一種分股循環(huán)CO變換工藝。
【背景技術】
[0002]近年來我國煤氣化技術取得了長足發(fā)展，尤其是采用廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣化技術，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變換技術難題，所以廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣化技術近年來的推廣和發(fā)展，也極大的推動了我國高濃度CO變換技術的發(fā)展和進步。
[0004]變換反應是水蒸汽和CO的等摩爾反應，生成二氧化碳和氫氣的同時放出大量反應熱。對于不同煤氣化技術所生成的粗合成氣，變換工序的化學反應過程均相同，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計。對于采用廢熱鍋爐流程的粉煤加壓氣技術生成的粗合成氣，在變換工序進行CO變換反應時，變換流程設計的重點和難點是如何有效的控制CO變換反應的床層溫度，延長變換催化劑的使用壽命以及降低變換反應能耗。
[0005]目前配套于該氣化技術的變換流程，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變爐超溫，在預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，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的超溫，在粗合成氣進入預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，裝置在運行過程中仍然經(jīng)常發(fā)生預變換爐超溫問題。一旦超溫必造成預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)明所要解決的技術問題是針對現(xiàn)有技術的現(xiàn)狀提供一種分股循環(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所導致的催化劑壽命短、能耗高等一系列技術問題。
[0008]本發(fā)明解決上述技術問題所采用的技術方案為:該分股循環(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飽和了水蒸汽的粗合成氣溫度155 °C~165°C、壓力
3.65Mpa (G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19,CO干基體積含量60%~70%,進入氣液分離器分離出液體后進入合成氣預熱器預熱至溫度215°C~225°C，進入脫毒槽脫除粗合成氣中的雜質(zhì)和重金屬；
[0010]出脫毒槽的新鮮合成氣分成兩股，其中約占總量20%~30v%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20%~25v%的第一股一變混合氣進行混合，然后進入氣液混合器與補入的中壓鍋爐給水進行混合后進入1#變換爐進行變換反應；控制進入1#變換爐的混合氣溫度245°C~255°C，CO干基體積含量40%~45%，水/干氣摩爾比1.3~1.5 ;
[0011]出1#變換爐的變換氣溫度為390~420°C，CO干基體積含量2%~4%，水/干氣摩爾比0.7~0.8 ;出1#變換爐的一變混合氣進入1#中壓廢鍋產(chǎn)出溫度250°C，壓力
4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，與下游2#中壓廢鍋所產(chǎn)的中壓飽和蒸汽混合后補入一變混合氣中，此時一變混合氣溫度降至270°C~290°C，分成兩股，其中占一變混合氣總體積流量20%~25v%的第一股一變混合氣通過高壓蒸汽噴射器抽吸返回到1#變換爐的入口 ；其余的為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；控制2#變換爐入口混合氣的溫度為245~255°C、C0干基體積含量38%~45%、水/干氣摩爾比為
0.75 ~0.85 ;
[0012]出2#變換爐的二變混合氣溫度為420~435°C、CO干基體積含量6%~8%、水/干氣摩爾比為0.35~0.45 ;進入2#中壓廢鍋產(chǎn)出溫度250°C、壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，同時二變混合氣溫度降至260~270°C，再經(jīng)過粗合成氣預熱器換熱后溫度降至220°C~230°C，進入3#變換爐繼續(xù)進行變換反應，出3#變換爐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0.25~0.35。三變混合氣進入鍋爐給水換熱器預熱由界區(qū)送來的溫度130°C，壓力5.0Mpa(G)的中壓鍋爐給水，將中壓鍋爐給水預熱至200°C，三變混合氣溫度降至210°C~230°C后送下游。
[0013]與現(xiàn)有技術相比較，本發(fā)明的優(yōu)點在于:
[0014]1、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；
[0015]2、在整個變換反應過程中，僅有20%~30v%的新鮮粗合成氣和部分循環(huán)回來的一變混合氣中的水/干氣摩爾比達到1.3~1.5，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。
[0016]3、變換單元自產(chǎn)的蒸汽全部用于自身的變換反應，省去了段間換熱器以及熱能回收設備，簡化了工藝流程，節(jié)省了設備投資。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0017]圖1為本發(fā)明實施例的工藝流程示意圖。
【具體實施方式】
[0018]以下結(jié)合附圖實施例、對比例對本發(fā)明做進一步闡述。[0019]實施例
[0020]本實施例的CO變換工藝是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/年尿素的典型的化肥裝置。
[0021]如圖1所示，該分股循環(huán)CO變換工藝包括下述步驟:
[0022]由粉煤氣化單元送來的飽和了水蒸汽的合成氣溫度155°C~165°C、壓力3.65Mpa(G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19,CO干基體積含量60%~70%，在用管道將粗煤氣從氣化單元送到變換單元的過程中由于熱量損失，合成氣中的少量水蒸氣會被冷凝生成冷凝液，合成氣和凝液在管道系統(tǒng)內(nèi)共存會導致管線和設備的腐蝕以及震動，所以合成氣在進入預變換爐之前需要將其中的凝液分離出來，因此，本實例先將合成氣送入氣液分離器1，分離出的液體從氣液分離器I的底部排出。從氣液分離器I頂部出來的合成氣經(jīng)過合成器預熱器9預熱至溫度215°C~225°C，進入脫毒槽2脫除合成氣中的雜質(zhì)和重金屬。出脫毒槽2的合成氣稱為新鮮合成氣，該氣體被分成兩股。其中第一股新鮮合成氣約占體積總量的20%~30%，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量20%~25%的一變混合氣進行混合，然后進入氣液混合器4與補入的中壓鍋爐給水進行混合，對溫度和水氣比進行微調(diào)?？刂七M入1#變換爐5的混合氣溫度245°C~255°C，CO干基體積含量40%~45%，水/干氣摩爾比1.3~1.5，進入1#變換爐5進行深度變換反應。
[0023]經(jīng)過1#變換爐5深度變換反應后，出1#變換爐5的變換氣溫度約為390~420°C，CO干基體積含量2%~4%，水/干氣摩爾比0.7~0.8。一變混合氣進入1#中壓廢鍋6產(chǎn)出溫度250°C，壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，與下游2#中壓廢鍋8所產(chǎn)的中壓飽和蒸汽混合后補入一變混合氣中 ，此時一變混合氣溫度降至270°C~290°C，分成兩股，其中一股占體積總量20%~25%的一變混合氣通過高壓蒸汽噴射器3抽吸返回到1#變換爐5的入口 ；另外一股占體積總量75%~80%的一變混合氣，與第二股約占新鮮合成氣總量70%~80%的新鮮合成氣混進入2#變換爐7進行變換反應。其中2#變換爐7入口混合氣的溫度為245~255 °C，CO干基體積含量38%~45%，水/干氣摩爾比為0.75~0.85。
[0024]經(jīng)過2#變換爐7深度變換反應后，出2#變換爐7的二變混合氣溫度為420~4350C，CO干基體積含量6%~8%，水/干氣摩爾比為0.35~0.45。進入2#中壓廢鍋8產(chǎn)出溫度250°C，壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，同時二變混合氣溫度降至260~270°C，再經(jīng)過粗合成氣預熱器9換熱后溫度降至~230°C，進入3#變換爐10繼續(xù)進行變換反應，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0.25~0.35。三變混合氣進入鍋爐給水換熱器11預熱由界區(qū)送來的溫度130°C，壓力
5.0Mpa(G)的中壓鍋爐給水，將中壓鍋爐給水預熱至200°C，三變混合氣溫度降至210°C~230°C后送下游。
[0025]對比例
[0026]中石化安慶油改氣項目采用了殼牌的粉煤加壓氣化技術造氣，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
[0027]所示。
[0028]表1[0029]
【權利要求】
1.一種分股循環(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飽和了水蒸汽的粗合成氣溫度155°c~165°C、壓力3.65Mpa(G)~3.75Mpa (G)、水/干氣摩爾比0.18~0.19,CO干基體積含量60%~70%，進入氣液分離器(I)分離出液體后進入合成氣預熱器(9)預熱至溫度215°C~225°C，進入脫毒槽(2)脫除粗合成氣中的雜質(zhì)和重金屬； 出脫毒槽(2)的新鮮合成氣分成兩股，其中約占總量20%~30%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20%~25%的第一股一變混合氣進行混合，然后進入氣液混合器(4)與補入的中壓鍋爐給水進行混合后進入1#變換爐(5)進行變換反應；控制進入1#變換爐(5)的混合氣溫度245°C~255°C，CO干基體積含量40%~45%，水/干氣摩爾比1.3~1.5 ； 出1#變換爐(5)的變換氣溫度為390~420°C，CO干基體積含量2%~4%，水/干氣摩爾比0.7~0.8 ;出1#變換爐(5)的一變混合氣進入1#中壓廢鍋(6)產(chǎn)出溫度250°C，壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，與下游2#中壓廢鍋(8)所產(chǎn)的中壓飽和蒸汽混合后補入一變混合氣中，此時一變混合氣溫度降至270°C~290°C，分成兩股，其中占一變混合氣總體積流量20%~25%的第一股一變混合氣通過高壓蒸汽噴射器(3)抽吸返回到1#變換爐(5)的入口 ；其余的為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(7)進行變換反應；控制2#變換爐(7)入口混合氣的溫度為245~255°C、CO干基體積含量38%~45%、水/干氣摩爾比為0.75~0.85 ; 出2#變換爐(7)的二變混合氣溫度為420~435°C、CO干基體積含量6%~8%、水/干氣摩爾比為0.35~0.45 ;進入2#中壓廢鍋()8產(chǎn)出溫度2501:、壓力4.0Mpa(G)的中壓飽和蒸汽，同時二變混合氣溫度降至260~270°C，再經(jīng)過粗合成氣預熱器(9)換熱后溫度降至220°C~230°C，進入3#變換爐(10)繼續(xù)進行變換反應，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0.25~0.35 ;三變混合氣進入鍋爐給水換熱器(11)預熱由界區(qū)送來的溫度130°C，壓力5.0Mpa(G)的中壓鍋爐給水，將中壓鍋爐給水預熱至200°C，三變混合氣溫度降至210°C~230°C后送下游。
【文檔編號】C10K3/04GK103881765SQ201410110655
【公開日】2014年6月25日 申請日期:2014年3月24日 優(yōu)先權日:2014年3月24日
【發(fā)明者】許仁春, 王寶剛, 顧懷攀, 廖貴華, 潘兵輝, 湯海波, 余攀 申請人:中石化寧波工程有限公司, 中石化寧波技術研究院有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司