本發明專利技術涉及到一種低水氣低變串飽和塔等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟：粗煤氣經過氣液分離、換熱、脫毒后送入預變換爐進行初步的變換反應，控制進入預變換爐的粗煤氣水/干氣摩爾比為0.19～0.23、溫度為200～220℃，出粗煤氣預熱器的預變混合氣進入飽和塔與來自熱水塔的工藝循環水逆流接觸進行傳熱傳質，預變混合氣被增濕提溫后送入等溫變換爐進行深度變換，出等溫變換爐的等溫變換氣換熱后進入熱水塔傳熱傳質，回收低位熱能。與現有技術相比較，本發明專利技術使用等溫變換爐替代了至少兩級絕熱變換爐，減少了變換爐臺數，節省了設備投資和催化劑費用，變換流程短，阻力小，能耗低，運行穩定。
【技術實現步驟摘要】
本專利技術涉及一種CO變換工藝，具體指一種低水氣低變串飽和塔等溫CO變換工藝。
技術介紹
近年來我國受石油資源日趨緊張影響，煤化工轉入了一個快速發展的階段。上世紀末本世紀初，我國相繼引進了十多套殼牌的粉煤氣化技術來制取合成氣。殼牌煤氣化技術對煤質要求低、合成氣中有效組分高、運行費用低、開停車方便且環境友好。該技術生成的粗合成氣冷卻采用廢熱鍋爐，生成的粗合成氣中CO干基體積含量高達60%以上，同時水蒸氣體積含量小于20%，粗合成氣具有水蒸氣含量低和CO含量高的顯著特點。我國在引進殼牌粉煤氣化技術時，此技術商業化運營僅限于使用凈化后的粗合成氣燃氣蒸汽聯合循環發電裝置，不需要設置CO變換工序。但將殼牌粉煤氣化技術用于造氣來配套合成氨、制氫、合成甲醇等裝置時就面臨高濃度CO變換技術難題。所以殼牌粉煤氣 化技術的引進同時，也極大的推動了我國高濃度CO變換技術的發展和進步。變換工序是水蒸氣和CO的等摩爾強放熱反應，生成二氧化碳和氫氣。對于不同的煤氣化技術所生成的粗合成氣，下游變換工序的化學反應過程均是相同的，但是變換流程需要根據粗合成氣的特點進行有針對性的設計。對于殼牌煤氣化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有效控制CO變換反應的床層溫度，延長變換催化劑的使用壽命、減少變換級數設備投資、降低變換工序的壓力降以及節省中壓蒸汽和動力消耗。目前國內在高濃度CO變換流程設計中普遍采用絕熱變換爐，鑒于CO變換反應是強放熱過程，現有的變換工藝流程組織均采用多段絕熱變換爐進行反應，段間移走反應熱量。因此，導致現有的高濃度CO變換技術工藝流程長、阻力大、熱量損失多、變換爐極易超溫、催化劑壽命短以及能耗高等一系列問題。如申請號為201110260551.8的中國專利技術專利申請所公開的《一種低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝》，該低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝全部采用絕熱變換爐，反應級數較多，系統壓降大，后系統對變換氣壓縮消耗的能耗高；尤其是中溫變換爐采用絕熱變換爐，爐壁要承受高溫高壓的變換氣，造成設備壁厚大，設備投資高；中溫變換爐催化劑長期處于較高溫度下運行，運行環境苛刻，催化劑壽命較短，更換頻繁操作費用高；同時由于絕熱反應級數多，變換工序開車時對催化劑硫化過程復雜，變換工序開車耗時長、費用高。并且還存在絕熱變換爐的一些通病絕熱變換爐溫度控制較困難，容易出現超溫問題，對變換工序安全運行造成不利影響，存在安全隱患；出口 CO濃度受反應平衡制約，難以降到較低水平。
技術實現思路
本專利技術所要解決的技術問題是針對現有技術的現狀提供一種低水氣比低變串飽和塔等溫CO變換工藝，以解決現有低水氣比串飽和熱水塔CO變換工藝流程長、反應級數較多、系統壓降大，設備壁厚大、設備投資高、變換爐易超溫、中溫變換爐催化劑壽命短等一系列問題。本專利技術解決上述技術問題所采用的技術方案為該低水氣低變串飽和塔等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟氣化工序送來的粗煤氣首先進入氣液分離器分離出液相后，進入粗煤氣預熱器與預變混合氣換熱提溫到190°C 230°C，然后和來自管網溫度為400°C，壓力4. OMpa的中壓過熱蒸汽充分混合，進入脫毒槽除去粗煤氣中的雜質，控制進入脫毒槽的粗煤氣溫度為200 2200C >7jC /干氣摩爾比為O. 19 O. 23 ;出脫毒槽的粗煤氣送入預變換爐進行初步的變換反應，控制進入預變換爐的粗煤氣水/干氣摩爾比為O. 19 O. 23、溫度為200 220°C，控制預變換爐內催化劑空速為5000 7000，出預變換爐的預變混合氣溫度為360°C 390°C，CO干基體積含量約為 34% 38% ；預變混合氣先后依次經過變換氣加熱器、預變換氣冷卻器和粗煤氣預熱器，分別與來自飽和塔的預變混合氣、來自熱水塔的工藝循環水以及來自氣液分離器的粗煤氣換熱回收熱量；出粗煤氣預熱器的預變混合氣溫度降為165°C 175°C，從飽和塔的下部進入飽和塔；預變混合氣在飽和塔內從下向上流動，與來自熱水塔的溫度為190°C 195°C的工藝循環水逆流接觸進行傳熱傳質，從飽和塔底部排出的工藝循環水送回熱水塔再次加熱循環使用，同時抽出工藝循環水總量的3% 8%去后系統進行汽提，防止有害物質在工藝循環水中累積；預變混合氣在飽和塔內被增濕提溫，溫度達到180°C 190°C，水/干氣摩爾比為0.52 O. 56。出飽和塔的預變混合氣經變換氣加熱器加熱后提溫至245°C 250°C后，向預變混合氣中補充來自管網的溫度為400°C、壓力為4. OMpa的中壓過熱蒸汽和來自汽包的溫度251°C，壓力4. OMpa的中壓飽和蒸汽，使預變混合氣的溫度達到250°C 255°C、水/干氣摩爾比為O. 88 O. 92，然后送入等溫變換爐進行深度變換，控制等溫變換爐內催化劑空速為1000 3000，等溫變換爐溫升10°C 20°C ；等溫變換爐的冷卻水入口連接汽包的鍋爐給水出口，在等溫變換爐冷卻水出口副產壓力4. OMpa、溫度251°C的中壓飽和蒸汽，副產的中壓飽和蒸汽返回汽包分離出液相，由汽包頂部送出的中壓飽和蒸汽作為變換反應的補充蒸汽混入所述的預變混合氣中，從汽包底部排出的液相通過自循環方式進入等溫變換爐中循環使用，同時由界區向汽包內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定；出等溫變換爐的等溫變換氣溫度為260°C 270°C，CO干基體積含量為O. 8% 1.2%，經變換氣冷卻器冷卻至180 190°C，從熱水塔底部進入熱水塔與來自飽和塔的工藝循環水和從飽和塔上部噴淋下來的工藝冷凝液逆流接觸進行傳熱傳質，回收低位熱能；所述工藝循環水與所述工藝冷凝液的摩爾比為7. O 10. O ;由熱水塔底部流出的工藝循環水溫度為170°C 175°C，依次經過變換氣冷卻器和預變換氣冷卻器加熱提溫至190°C 195°C，送回飽和塔；由熱水塔頂部送出的溫度為150°C 155°C的等溫變換氣，送入下游工段回收低溫余熱；上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比為4. O 6. O。上述工藝中所使用的等溫變換爐可以使用現有技術中的任意一種等溫變換爐。較好的，所述的等溫變換爐可以包括爐體，為封閉殼體，爐體的頂部設有反應氣入口和檢修人孔，爐體的上部側壁上設有冷卻水出口，爐體底部設有冷卻水入口 ；換熱管束，設置在所述爐體內，由多根相互平行的換熱管組成；氣體分布器，設置在所述爐體內，進入爐體內的氣體經氣體分布器均流后進入催化劑床層； 上管板和下管板，連接在所述氣體分布器的上、下兩端，其上設有多個管孔，各換熱管的兩端分別插設在上、下管板上對應的管孔內；氣體收集器，用于收集反應后的合成氣，縱向設置在所述爐體中部；其特征在于所述爐體包括可拆卸連接在一起的上段、中段和下段，所述爐體的頂部還設有變換氣出口 ；所述氣體收集器的下端連接所述下管板，所述上管板上設有連接孔，所述氣體收集器的上端穿過該連接孔可拆卸連接出氣管；該出氣管的另一端穿過所述的變換氣出口并外露于所述爐體；所述上管板的上方密封連接環形上封頭，所述下管板密封連接所述爐體并位于所述中段和所述下段之間。較好的，上述三段爐體可以通過法蘭連接，爐體可以支承在裙座上立式放置本文檔來自技高網...
【技術保護點】
一種低水氣低變串飽和塔等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟：氣化工序送來的粗煤氣首先進入氣液分離器分離出液相后，進入粗煤氣預熱器與預變混合氣換熱提溫到190℃～230℃，然后和來自管網溫度為400℃，壓力4.0Mpa的中壓過熱蒸汽充分混合，進入脫毒槽除去粗煤氣中的雜質，控制進入脫毒槽的粗煤氣溫度為200～220℃、水/干氣摩爾比為0.19～0.23；出脫毒槽的粗煤氣送入預變換爐進行初步的變換反應，控制進入預變換爐的粗煤氣水/干氣摩爾比為0.19～0.23、溫度為200～220℃，控制預變換爐內催化劑空速為5000～7000，出預變換爐的預變混合氣溫度為360℃～390℃，CO干基體積含量約為34％～38％；預變混合氣先后依次經過變換氣加熱器、預變換氣冷卻器和粗煤氣預熱器，分別與來自飽和塔的預變混合氣、來自熱水塔的工藝循環水以及來自氣液分離器的粗煤氣換熱回收熱量；出粗煤氣預熱器的預變混合氣溫度降為165℃～175℃，從飽和塔的下部進入飽和塔；預變混合氣在飽和塔內從下向上流動，與來自熱水塔的溫度為190℃～195℃的工藝循環水逆流接觸進行傳熱傳質，從飽和塔底部排出的工藝循環水送回熱水塔再次加熱循環使用，同時抽出工藝循環水總量的3％～8％去后系統進行汽提，防止有害物質在工藝循環水中累積；預變混合氣在飽和塔內被增濕提溫，溫度達到180℃～190℃，水/干氣摩爾比為0.52～0.56。出飽和塔的預變混合氣經變換氣加熱器加熱后提溫至245℃～250℃后，向預變混合氣中補充來自管網的溫度為400℃、壓力為4.0Mpa的中壓過熱蒸汽和來自汽包的溫度251℃，壓力4.0Mpa的中壓飽和蒸汽，使預變混合氣的溫度達到250℃～255℃、水/干氣摩爾比為0.88～0.92，然后送入等溫變換爐進行深度變換，控制等溫變換爐內催化劑空速為1000～3000，等溫變換爐內的反應溫度為250～270℃；等溫變換爐的冷卻水入口連接汽包的鍋爐給水出口，在等溫變換爐冷卻水出口副產壓力4.0Mpa、溫度251℃的中壓飽和蒸汽，副產的中壓飽和蒸汽返回汽包分離出液相，由汽包頂部送出的中壓飽和蒸汽作為變換反應的補充蒸汽混入所述的預變混合氣中，從汽包底部排出的液相通過自循環方式進入等溫變換爐中循環使用，同時由界區向汽包內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定；出等溫變換爐的等溫變換氣溫度為260℃～270℃，CO干基體積含量為0.8％～1.2％，經變換氣冷卻器冷卻至180～190℃，從熱水塔底部進入熱水塔與來自飽和塔的工藝循環水和從飽和塔上部噴淋下來的工藝冷凝液逆流接觸進行傳熱傳質，回收低位熱 能；所述工藝循環水與所述工藝冷凝液的摩爾比為7.0～10.0；由熱水塔底部流出的工藝循環水溫度為170℃～175℃，依次經過變換氣冷卻器和預變換氣冷卻器加熱提溫至190℃～195℃，送回飽和塔；由熱水塔頂部送出的溫度為150℃～155℃的等溫變換氣，送入下游工段回收低溫余熱；上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比為4.0～6.0。...
【技術特征摘要】
【專利技術屬性】
技術研發人員：許仁春，唐永超，張瑋，涂林，
申請(專利權)人：中國石油化工集團公司，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，
類型：發明
國別省市：
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