一種含烴尾氣轉化制氫工藝及系統的制作方法
【專利摘要】本發明涉及一種含烴尾氣轉化制氫工藝及系統，解決了現有含烴尾氣轉化制氫工藝存在的設備投資高、運行成本高、系統復雜的問題。本發明工藝中通過廢鍋和多個換熱器回收出轉化爐的高溫工藝氣體的熱能，用于預熱原料氣及鍋爐給水并副產中壓飽和蒸汽，能夠很好的回收系統中的熱能，省去加熱爐及燃燒氣的消耗，具有工藝簡單、控制簡便、有效回收系統熱能、降低能耗、節省設備投資的優點。
【專利說明】一種含烴尾氣轉化制氫工藝及系統
【技術領域】
[0001] 本發明涉及一種制氫工藝及系統，具體的說是一種含烴尾氣轉化制氫工藝及系 統。
【背景技術】
[0002] 在現代大型化工領域中，如天然氣制乙炔，固定床碎煤加壓氣化，煤氣化合成油及 焦爐煤氣等流程中都會產生大量含CH4等烴類的尾氣，處理并綜合利用含CH4等烴類的尾氣 來制備氫氣，不僅實現了廢氣的處理，對于環境保護和裝置增產都具有重要意義。
[0003] 國外以烴類（天然氣等）為原料制氫的工藝生產方法，主要有自熱轉化法，和以石 油、重油為原料的部分氧化法等工藝，還有利用氨廠弛放氣、甲烷化尾氣、甲醇尾氣、催化重 整尾氣等富氫氣體進行變壓吸附、低溫法或薄膜滲透等方法精制得到一定純度的氫。在眾 多的制氫工藝路線中，以烴類（天然氣）為原料的蒸汽轉化工藝在制氫工業上占有較大的 優勢。
[0004] 一般情況下在甲烷轉化過程中，需要設置單獨的加熱爐對原料尾氣、飽和蒸 汽等進行預熱、以及對副產飽和蒸汽的過熱，加熱爐通過燃料氣進行加熱。在專利 ZL200910195146. 5中，甲醇合成回路馳放氣進入轉化爐之前需通過加熱爐進行預熱，加熱 爐采用了自吸式兩段輻射，采取先用對流段、后用輻射段的設計，將尾氣、尾氣+蒸汽加熱 到所需的溫度，加熱爐的設置，使得裝置復雜，操作難度加大、投資升高，也增加了燃料氣消 耗和操作成本，降低了能量的綜合利用率。
【發明內容】
[0005] 本發明的目的是為了解決上述技術問題，提供一種工藝簡單、控制簡便、有效回收 系統熱能、降低能耗、節省設備投資的含烴尾氣轉化制氫工藝。
[0006] 本發明還提供一種用于上述工藝的系統。
[0007] 本發明工藝將原料氣送入原料氣預熱器中預熱至110-130°C后再送至熱交換器繼 續被加熱至550?650°C后進入轉化爐，出轉化爐反應后的950?1100°C高溫工藝氣體送 入連接有汽包的轉化廢鍋副產中壓飽和蒸汽，工藝氣體降溫降至600?700°C后依次送入 熱交換器與原料氣換熱后，再送至轉化氣冷卻器與鍋爐給水換熱冷卻至250?300°C后送 入變換爐，出變換爐的變化氣溫度為220?250°C，C0濃度降至體積百分比0. 8%以下，所 述變換氣經鍋爐給水預熱器與鍋爐水換熱降溫后，再經原料氣預熱器與原料氣進一步換熱 降溫至160?190°C，然后依次經空冷器冷卻至60°C，進入1#氣液分離器進行氣液分離，罐 頂引出的變換氣經水冷器冷卻至40°C進入2#氣液分離器進一步分離，罐頂引出的變換氣 送提氫系統做進一步處理，得到高純氫氣，所述鍋爐給水經鍋爐給水預熱器與變換氣換熱 后再送入轉化氣冷卻器預熱至200?260°C再送入汽包。
[0008] 所述由汽包引出的中壓飽和蒸汽分成三股，第一股送蒸汽過熱器進行過熱，第二 股作為加熱蒸汽送入氧氣預熱器用于預熱進入轉化爐的純氧，第三股作為安全蒸汽混入所 述純氧中。
[0009] 所述變換爐為兩段式變換爐，一段出口的溫度達370°C?410°C變換氣經蒸汽過 熱器對第一股中壓飽和蒸汽進行過熱，再經除鹽水預熱器冷卻至200?220°C后送至變換 爐二段。
[0010] 第一股中壓飽和蒸汽經蒸汽過熱器過熱后形成中壓過熱蒸汽，被分成兩部分，一 部分送界外中壓蒸汽管網，另一部分作為工藝蒸汽與原料氣混合經熱交換器預熱后送至轉 化爐參與反應。
[0011] 開工時，出原料氣預熱器的原料氣先送入開工加熱爐加熱至550?650°C后送入 轉化爐。
[0012] 本發明含烴尾氣轉化制氫系統，包括轉化爐，所述轉化爐的出口依次經帶有汽包 的轉化廢鍋、熱交換器、轉化氣冷卻器、變換爐、鍋爐給水預熱器、原料氣預熱器、空冷器、 1#氣液分離器、水冷器、2#氣液分離器與提氫系統連接，所述轉化爐的原料氣入口經熱交 換器與原料氣預熱器的原料氣出口連接；所述汽包的入水口經轉化氣冷卻器與鍋爐給水預 熱器的入水口連接。
[0013] 所述轉化爐的氧氣入口與氧氣預熱器的氧氣出口連接；所述汽包的蒸汽出口分別 與蒸汽過熱器的蒸汽入口、氧氣預熱器的蒸汽入口以及轉化爐的氧氣入口連通。
[0014] 所述變換爐為兩段式變換爐，一段出口經蒸汽過熱器、除鹽水預熱器與二段入口 連接；
[0015] 所述蒸汽過熱器殼側的蒸汽出口分別與熱交換器殼側的原料氣入口以及界外的 中壓蒸汽管網連通。
[0016] 所述原料氣預熱器的原料氣出口還經開工加熱爐與轉化爐的原料氣入口連接。
[0017] 本發明工藝系統包括原料氣預熱、甲烷及烴類轉化、C0變換、熱回收、提氫、冷凝液 氣提等工藝步驟，適用于處理的原料氣如天然氣制乙炔、固定床碎煤加壓氣化、煤氣化合成 油及焦爐煤氣等流程中產生的尾氣，如含CH 4 :10?60mol%及其它烴類的氣體。
[0018] 本系統是以含甲烷及其它烴類尾氣為原料，以純氧為氧化劑的催化轉化，生產裝 置所需要的高純度H 2。本裝置出界區的轉化氣中甲烷含量達到0.6mol %以下，變換氣后的 C0體積含量降至0. 8mol %以下，經過提氫系統處理后的H2含量可達99. 5mol %，滿足了裝 置對高純度H2的要求。
[0019] 本發明采用甲烷轉化后產生的高溫來預熱原料氣，利用轉化爐出口的高溫工藝氣 體經轉化廢鍋回收熱量并產生中壓飽和蒸汽，用副產的蒸汽用作工藝蒸汽、預熱氧氣等，同 時在氣體溫度降低至600?700°C后，再用來預熱原料氣，從而提高能量的綜合利用率。相 較于過去使用加熱爐來預熱氣體而言，采用本系統自產熱能回用更具有節省設備投資、降 低能耗的優點。
[0020] 本系統設置開工加熱爐旁路，用于原始開車工況下預熱原料氣，保證反應正常進 行，開車成功后，關閉開工加熱爐及相關管線，通過熱交換器利用轉化產生的熱源來加熱送 進轉化爐的原料氣。
[0021] 變換爐一段出口，經過蒸汽過熱器對汽包引出的中壓飽和蒸汽進行過熱，冷卻后 的變換氣在再經除鹽水預熱器冷卻后送至變換爐二段，既有效利用了一段的反應熱對中壓 飽和蒸汽進行過熱，也使一段出來的變換氣有效降溫，一舉兩得。
[0022] 所述原料氣可為如天然氣制乙炔、固定床碎煤加壓氣化、煤氣化合成油及焦爐煤 氣等流程中產生的尾氣，如含CH 4 :10?60mol%及其它烴類的氣體。
[0023] 本發明具有如下優點和有益效果：
[0024] 1)本發明系統不設加熱爐，節省了設備本體、儀表以及聯鎖控制等方面的投資；
[0025] 2)本發明工藝系統操作更為簡便，易于控制，應用范圍廣泛，可用于合成氨、甲醇 合成及煤制油裝置等富甲烷尾氣轉化制氫過程；
[0026] 3)轉化爐出口高溫工藝氣體用來預熱原料氣、副產蒸汽等，實現了能量的綜合利 用，節能降耗；而副產的蒸汽也部分作為工藝蒸汽、安全蒸汽等回用；
[0027] 4)本系統只設置開工加熱爐，正常運行時無需消耗燃料氣，盡管與帶加熱爐流程 相比副產蒸汽稍有減少，但由于燃料氣成本遠高于蒸汽成本，裝置長期運行，可節約成本、 經濟利潤可觀。
[0028] 5)以120萬噸/年煤制油制氫裝置為例，采用本系統工藝流程可減少加熱爐及相 關設備投資達4000?5000萬人民幣，同時減少燃料氣消耗約4700Nm3/h (2300kJ/kmol)，與 加熱爐流程相比每年消耗減少折合人民幣?700萬。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0029] 圖1為本發明工藝流程圖暨系統圖。
[0030] 圖中，（1)汽提塔，（2)氧氣預熱器，（3)轉化爐，（4)轉化廢鍋，（5)汽包，（6)開 工加熱爐，（7)熱交換器，（8)轉化氣冷卻器，（9)變換爐，（9. 1) 一段，（9. 2)二段，（10)蒸 汽過熱器，（11)除鹽水預熱器，（12)鍋爐給水預熱器，（13)原料氣預熱器，（14)空冷器， (15)1#氣液分離器，（16)水冷器，（17) 2#氣液分離器，（18)冷凝液泵，（19)提氫系統，（20) 冷凝液預熱器。
【具體實施方式】
[0031] 下面結合附圖對本發明作進一步詳細說明：
[0032] 系統實施例：
[0033] 所述轉化爐3的出口依次經連有汽包5的轉化廢鍋4的管側、熱交換器7的管側、 轉化氣冷卻器8的管側與變換爐9的一段9. 1入口連接，所述變換爐9的一段9. 1出口依 次經蒸汽過熱器10的管側、除鹽水預熱器11的管側與變換爐9的二段9. 2入口連接。所 述變換爐9的二段9. 2出口依次經鍋爐給水預熱器的管側、原料氣預熱器的管側、空冷器、 1#氣液分離器、水冷器、2#氣液分離器與提氫系統連接，所述轉化爐3的原料氣入口經熱交 換器7的殼側與原料氣預熱器13殼側的原料氣出口連接；所述轉化爐3的氧氣入口與氧氣 預熱器2殼側的氧氣出口連接。
[0034] 所述汽包5的蒸汽出口分別與所述蒸汽過熱器10殼側的蒸汽入口連接、氧氣預熱 器2管側的蒸汽入口以及轉化爐3的氧氣入口連通。所述汽包5的入水口經轉化氣冷卻器 8的殼側與鍋爐給水預熱器12殼側的入水口連接。所述蒸汽過熱器10殼側的蒸汽出口分 別與熱交換器7殼側的原料氣入口以及界外的中壓蒸汽管網連通。所述原料氣預熱器13 殼側的原料氣出口還經開工加熱爐6與轉化爐3的原料氣入口連接。
[0035] 所述轉化廢鍋4可采用固定管板式，將高溫側設計為管側，管側需進行熱保護，殼 側介質為鍋爐給水。
[0036] 熱交換器7可以選擇U型管換熱器結構型式，可以較好的解決換熱器設備中高溫 的換熱管與殼體間產生的熱膨脹的應力問題，使設備設計安全可靠。
[0037] 工藝流程說明如下。
[0038] 界區來的原料氣即工藝裝置尾氣（SG，5.0?5.5MPaG、40?70°C )，CH4含量為 10?60mol %，其它烴類< lOmol %，經原料氣預熱器13預熱至110?130°C后與來自蒸汽 過熱器10的一部分過熱蒸汽（5. 2?5. 6MPaG、340°C?360°C )混合，尾氣+蒸汽的混合氣 被送至熱交換器7被來自轉化爐3的高溫工藝氣體加熱至550?650°C，然后送至轉化爐3 的原料氣入口。
[0039] 來自空分裝置的純氧（02,6.0?6.5MPaG、10°C?常溫）經氧氣預熱器2與來自 汽包5的中壓飽和蒸汽換熱，將純氧預熱到180?240°C,然后向預熱后的純氧中補入少量 同樣來自汽包5的作為安全蒸汽的中壓飽和蒸汽，經轉化爐3的氧氣入口送入轉化爐與尾 氣反應產生高溫熱量，通過自熱轉化并在催化劑作用下，反應生成H 2、C0等高溫工藝氣體 (950?1100°C )。轉化爐3純氧燒嘴可采用循環水冷卻。
[0040] 出轉化爐的高溫工藝氣體先進入轉化廢鍋4的管側回收熱量，利用汽包4副產中 壓飽和蒸汽（5. 2?5. 6MPaG、267?272°C )，出轉化廢鍋4的工藝氣溫度由950?1100°C 降至600?700°C，后依次經過熱交換器7的管側與殼側的尾氣換熱降溫至295°C?345°C， 再經轉化氣冷卻器8的管側與殼側鍋爐給換熱降溫至250?300°C，經過熱回收的工藝氣 體（CH 4降至0. 3 %體積百分比）送入變換爐9 一段，變換爐一段9. 1出口的變換氣溫度達 370°C?410°C，一段變換氣經蒸汽過熱器10的管側對來自汽包5的部分中壓飽和蒸汽進行 過熱，過熱后的蒸汽（MS) -部分作為工藝蒸汽與送入熱交換器7殼側的原料氣入口的尾 氣混合，另一部分送至界外的中壓蒸汽管網。經過蒸汽過熱器10換熱冷卻后的一段變換氣 再經除鹽水預熱器11進一步冷卻后送至變換爐9二段。
[0041] 變換爐9二段出口變換氣溫度220?250°C，C0濃度降至體積百分比0. 8%以下， 出變換爐9二段的變換氣，經鍋爐給水預熱器12的管側與殼側的鍋爐給水換熱回收熱量， 再經原料氣預熱器13的管側與殼側的尾氣換熱進一步冷卻至160?190°C，后依次經過空 冷器14冷卻至60°C，進入1#氣液分離器15進行氣液分離，罐頂變換氣經水冷器16冷卻 至40°C，進入2#氣液分離器17進一步氣液分離，罐頂的變換氣送出提氫系統19做進一步 處理，最終生產99. 5mol %以上的高純氫氣（H2)。1#氣液分離器15及2#氣液分離器17罐 底分離出的工藝冷凝液由冷凝液送泵18經工藝冷凝液預熱器20預熱后送至氣提塔1，氣提 處理后的工藝冷凝液（PC)送至界外水處理裝置。來自界外的鍋爐給水（BFW)依次經過鍋 爐給水預熱器12的殼側與管側的變換氣換熱升溫、再經轉化氣冷卻器8的殼側與管側的轉 化氣換熱預熱至200?260°C后送至汽包5以副產中壓飽和蒸汽（5. 2?5. 6MPaG、267? 272°C )，副產的中壓飽和蒸汽分別作為，預熱氧氣，以及氧氣管線中補充的安全蒸汽，剩余 的蒸汽送蒸汽過熱器10進行過熱，過熱后的蒸汽一部分用作生產用工藝蒸汽，剩余過熱蒸 汽送至界區外管網。
[0042] 設置的開工加熱爐6用于原始開車階段熱交換器7無熱負荷條件下對尾氣+蒸汽 的混合氣加熱，即原始開車階段尾氣+蒸汽的混合氣由開工加熱爐加熱至550?650°C后送 至轉化爐3的原料氣入口，開車成功后，關閉開工加熱爐6及相關管線，通過熱交換器7利 用轉化產生的熱源來加熱送至轉化爐3的尾氣。
[0043] 本系統出轉化爐的轉化氣中甲烷含量達到0. 6mol %以下，變換氣后的C0體積含 量降至0· 8mol %以下，經過提氫系統處理后的H2含量可達99. 5mol %，滿足了裝置對高純 度H2的要求。
【權利要求】
1. 一種含烴尾氣轉化制氫工藝，其特征在于，將原料氣送入原料氣預熱器中預熱至 110-130°C后再送至熱交換器繼續被加熱至550?650°C后進入轉化爐，出轉化爐反應后的 950?1100°C高溫工藝氣體送入連接有汽包的轉化廢鍋副產中壓飽和蒸汽，工藝氣體降溫 降至600?700°C后依次送入熱交換器與原料氣換熱后，再送至轉化氣冷卻器與鍋爐給水 換熱冷卻至250?300°C后送入變換爐，出變換爐的變化氣溫度為220?250°C，C0濃度降 至體積百分比〇. 8%以下，所述變換氣經鍋爐給水預熱器與鍋爐水換熱降溫后，再經原料氣 預熱器與原料氣進一步換熱降溫至160?190°C，然后依次經空冷器冷卻至60°C，進入1# 氣液分離器進行氣液分離，罐頂引出的變換氣經水冷器冷卻至40°C進入2#氣液分離器進 一步分離，罐頂引出的變換氣送提氫系統做進一步處理，得到高純氫氣，所述鍋爐給水經鍋 爐給水預熱器與變換氣換熱后再送入轉化氣冷卻器被預熱至200?260°C再送入汽包。
2. 如權利要求1所述含烴尾氣轉化制氫工藝，其特征在于，所述由汽包引出的中壓飽 和蒸汽分成三股，第一股送蒸汽過熱器進行過熱，第二股作為加熱蒸汽送入氧氣預熱器用 于預熱進入轉化爐的純氧，第三股作為安全蒸汽混入所述純氧中。
3. 如權利要求2所述的含烴尾氣轉化制氫工藝，其特征在于，所述變換爐為兩段式變 換爐，一段出口的溫度達370°C?410°C變換氣經蒸汽過熱器對第一股中壓飽和蒸汽進行 過熱，再經除鹽水預熱器冷卻至200?220°C后送至變換爐二段。
4. 如權利要求3所述的含烴尾氣轉化制氫工藝，其特征在于，第一股中壓飽和蒸汽經 蒸汽過熱器過熱后形成中壓過熱蒸汽，被分成兩部分，一部分送界外中壓蒸汽管網，另一部 分作為工藝蒸汽與原料氣混合經熱交換器預熱后送至轉化爐參與反應。
5. 如權利要求書1-4任一項所述的含烴尾氣轉化制氫工藝，其特征在于，開工時，出原 料氣預熱器的原料氣先送入開工加熱爐加熱至550?650°C后送入轉化爐。
6. -種含烴尾氣轉化制氫系統，其特征在于，包括轉化爐，所述轉化爐的出口依次經帶 有汽包的轉化廢鍋、熱交換器、轉化氣冷卻器、變換爐、鍋爐給水預熱器、原料氣預熱器、空 冷器、1#氣液分離器、水冷器、2#氣液分離器與提氫系統連接，所述轉化爐的原料氣入口經 熱交換器與原料氣預熱器的原料氣出口連接；所述汽包的入水口經轉化氣冷卻器與鍋爐給 水預熱器的入水口連接。
7. 如權利要求6所述的含烴尾氣轉化制氫系統，其特征在于，所述轉化爐的氧氣入口 與氧氣預熱器的氧氣出口連接；所述汽包的蒸汽出口分別與蒸汽過熱器的蒸汽入口、氧氣 預熱器的蒸汽入口以及轉化爐的氧氣入口連通。
8. 如權利要求7所述的含烴尾氣轉化制氫系統，其特征在于，所述變換爐為兩段式變 換爐，一段出口經蒸汽過熱器、除鹽水預熱器與二段入口連接；
9. 如權利要求8所述的含烴尾氣轉化制氫系統，其特征在于，所述蒸汽過熱器殼側的 蒸汽出口分別與熱交換器殼側的原料氣入口以及界外中壓蒸汽管網連通。
10. 如權利要求6-9所述的含烴尾氣轉化制氫系統，其特征在于，所述原料氣預熱器的 原料氣出口還經開工加熱爐與轉化爐的原料氣入口連接。
【文檔編號】C01B3/38GK104058368SQ201410254785
【公開日】2014年9月24日 申請日期:2014年6月10日 優先權日:2014年6月10日
【發明者】張占一, 張洪偉, 趙振強, 徐建民, 夏吳 申請人:中國五環工程有限公司