專利名稱：一種低水氣比串中水氣比的co變換工藝的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種CO變換工藝，具體指一種低水氣比串中水氣比CO的變換工藝。
背景技術：
進入21世紀以來，由于受石油資源日趨緊張的影響，我國的煤化工轉入了一個快 速發展的階段，以煤為原料生產合成氨、甲醇等項目紛紛啟動，而煤氣化工藝的選擇從對煤 質的要求以及合成氣中有效組分和運行費用等方面考慮均采用了 Shell粉煤氣化技術制 取合成氣。由于制得的粗合成氣CO干基體積含量高達60%以上，并且CO變換是高放熱反 應，如何有效的控制CO變換反應的床層溫度，避免甲烷化副反應的發生，延長變換催化劑 的使用壽命以及節省中壓蒸汽消耗，均成為與Shell粉煤氣化相配套的變換流程開發的重 點和難點。目前與Shell粉煤氣化相配套的變換流程，較普遍的采用了高水氣比的耐硫變換 工藝流程或低水氣比的耐硫變換工藝流程，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流程，其流程特點是在預變換爐的入口添加了大量的中壓過熱蒸汽， 使水/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%。采用低水氣比耐硫變換工藝流程，其流程特點是在第一變換爐的入 口不添加蒸汽，利用粗煤氣自帶的水蒸汽進行變換反應，在后續的各變換爐入口添加適量 蒸汽或工藝冷凝液，使各段變換爐入口水/干氣摩爾比均控制在0. 5以下，最終變換氣出口 CO干基體積含量一般在0. 6%。又如申請號為200710068401. 0的中國發明專利申請所公開的《一種與粉煤氣化 配套的CO變換工藝》，其預變換爐水/干氣摩爾比為1. 3 1. 5。過高的水氣比使預變換催 化劑操作環境惡化，在實際生產中預變換催化劑短期內活性急劇衰退并且板結，系統壓降 顯著增加，催化劑更換頻繁，影響裝置的長周期穩定運行，并且此變換流程的中壓過熱蒸汽 消耗偏大，增加了企業的生產成本。再如申請號為200710087573. 2的中國發明專利申請所公開的《一種粉煤氣化低 水/氣耐硫變換工藝》為低水氣比CO耐硫變換工藝流程，各段變換爐入口水/干氣摩爾比 均控制在0.5以下。因為變換氣中水蒸汽含量低，在實際生產中暴露出變換反應推動力小， 需要的變換爐或反應段數較多，變換的設備投資增加，且最終變換氣出口 CO干基體積含量 一般高于0.6%，CO轉化率偏低，在甲烷化工段又需要消耗額外的氫氣與CO反應生成甲 烷，對于合成氨來說，相當于噸氨的有效氣消耗變大。
發明內容
本發明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串中水氣 比的CO變換工藝，以解決高水氣變換工藝中的預變換催化劑使用壽命短，失活快、更換頻 繁、系統壓降大的問題，同時解決了低水氣比變換工藝中反應推動力小、變換爐或反應段數 多且CO轉化率低、甲烷化工段氫氣消耗較嚴重等問題。本發明解決上述技術問題所采用的技術方案為該低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟①將粉煤氣化工段來的粗煤氣送入預變換爐，控制粗煤氣進入預變換爐的入口溫 度為210 250°C、水/干氣摩爾比為0. 21 0. 23 ；經預變換爐變換后得到預變混合氣；②將預變混合氣送入第一變換爐進行深度變換，控制預變混合氣進入第一變換爐 的入口溫度為260 290°C、水/干氣摩爾比為0. 8 1. 0 ；經第一變換爐變換后得到一變 混合氣；③將一變混合氣送入第二變換爐，控制一變混合氣進入第二變換爐的入口溫度為 220 250°C、水/干氣摩爾比為0. 5 0. 7 ；經第二變換爐變換后得到二變混合氣；④將二變混合氣送入第三變換爐，控制二變混合氣進入第三變換爐的入口溫度為 205 235°C ；經第三變換爐變換后得到CO干基體積含量低于0. 4%的混合氣。上述方案中，各變換爐的入口溫度與反應器的使用時長以及催化劑的活性有關。 變換催化劑在使用過程中會逐漸老化，活性降低，此時需要適當提高進變換爐的變換氣溫 度和水氣比來維持催化劑的活性。也就是說，隨著反應時間的延長，需要在上述范圍內改變 各變換爐的入口溫度和進料的水/氣摩爾比。作為上述方案的優選①將粉煤氣化工段來的粗煤氣首先送入氣液分離器分離出凝液，經換熱器提溫和 配入少量中壓過熱蒸汽增濕后送入預變換爐；②從預變換爐出來的預變混合氣與中壓過熱蒸汽和工藝冷凝液混合增濕調溫后 送入第一變換爐；③從第一變換爐出來的一變混合氣經廢熱鍋爐換熱降溫，然后與工藝冷凝液混合 增濕調溫后送入第二變換爐；④從第二變換爐出來的二變混合氣經廢熱鍋爐換熱降溫后再送入第三變換爐繼 續進行變換反應。作為上述方案的進一步改進，從所述第二變換爐出來的二變混合氣經廢熱鍋爐換 熱后進入所述變換爐進氣加熱器，與進入該加熱器的所述粗煤氣換熱后再送入所述的第三 變換爐。較好的，所述粗煤氣進入所述預變換爐的入口溫度為220 240°C、水/干氣摩爾 比為0. 22 ；所述預變混合氣進入第一變換爐的入口溫度為270 280°C、水/干氣摩爾比 為0. 95 ；所述一變混合氣進入第二變換爐的入口溫度為220 250°C、水/干氣摩爾比為 0. 65 ；所述二變混合氣進入第三變換爐的入口溫度為215 235°C;經第三變換爐變換后得 到CO含量低于0. 40%的混合氣。一、與現有高水氣比CO變換工藝相比較，本發明的優點在于1、預變換過程中主要使用粗煤氣自帶的水蒸汽進行變換反應，不添加或少量補入 中壓過熱蒸汽，預變換爐出口的高溫氣體可在進入第一變換爐前使用工藝冷凝液淬冷增濕 降溫，減少了中壓蒸汽用量，降低了能耗；2、后續的變換過程中可使用來自管網的中壓過熱蒸汽而非變換工段自產的中壓 過熱蒸汽，管網蒸汽參數穩定，因此變換單元運行更加穩定；3、進入預變換爐的混合氣水氣比低，混合氣的露點溫度低，預變催化劑濕基運行 空速也降低，可以避免高水氣變換流程預變催化劑極易出現的泡水板結問題，因此預變催
4化劑的使用壽命更長；4、第一變換爐內催化劑的運行溫度和水氣比均低于高水氣比工藝，運行環境較溫 和，因此第一變換爐內的催化劑使用壽命增長，也起到了節省裝置運行費用的效果。二、與現有的低水氣CO變換工藝相比較，本發明的優點在于1、采用低水氣串中水氣變換流程，各段變換反應推動力適中，較低水氣比工藝流 程反應推動力大，減少了變換爐或變換反應段數；2、最終變換氣中CO含量較低水氣比工藝低，可降低后續甲烷化工段中氫氣的消 耗，相當于降低了噸氨的有效氣消耗。本發明所提供的低水氣比串中水氣比CO變換工藝特別適合配套Shell粉煤氣化
裝置使用。
圖1為本發明實施例的工藝流程示意圖。
具體實施例方式以下的附圖實施例是結合采用Shell粉煤氣化造氣生產30萬噸/年合成氨52萬 噸/年尿素的典型的化肥裝置，對本發明作進一步詳細描述。實施例如圖1所示，本實施例的CO變換工藝如下①由粉煤氣化工段送來的飽和了水蒸汽的粗煤氣溫度160°C，壓力3. 7Mpa，在用 管道將粗煤氣從氣化工段送到變換工段的過程中由于熱量損失，粗煤氣中的少量水蒸氣會 被冷凝生成冷凝液，粗煤氣和凝液在管道系統內共存會導致管線和設備的腐蝕以及震動， 所以粗煤氣在進入預變換爐之前需要將其中的凝液分離出來，因此本實施例先將粗煤氣送 入氣液分離器1，液體從氣液分離器1的底部出口流出。從氣液分離器1頂部出來的經過 分液后的粗煤氣經變換爐進氣加熱器2換熱以及與來自管網的少量中壓過熱蒸汽充分混 合后送入預變換爐3。進入預變換爐3的粗煤氣溫度約為220°C，水/干氣摩爾比為0. 22。 經預變換爐3變換后得到預變混合氣。預變混合氣從預變換爐3的底部出口導出，此時其 溫度約為375°C，CO干基體積含量約為36. 0%。②將預變混合氣與來自管網的中壓過熱蒸汽以及工藝冷凝液混合降溫增濕后送 入第一變換爐4進行深度變換，控制進入第一變換爐4的混合氣入口溫度為275°C、水/干 氣摩爾比為0. 95 ；經第一變換爐4變換后得到一變混合氣。該一變混合氣從第一變換爐4 的底部出口導出，此時其溫度約為415°C，CO干基體積含量約為7. 5%。③由于一變混合氣的出口溫度較高，因此在進入第二變換爐6之前需要進行換熱 降溫。本實施例將一變混合氣先送入中壓廢熱鍋爐5，同時送入中壓廢熱鍋爐5的還有中 壓鍋爐水。中壓鍋爐水吸收了一變混合氣的熱量后產出中壓蒸汽，得到的中壓蒸汽送出界 區。本實施例中一變混合氣在中壓廢熱鍋爐5內換熱后其出口溫度為280°C，因此在進入第 二變換爐6之前還需與工藝冷凝液混合降溫增濕調整水氣比。控制一變混合氣進入第二變 換爐6的入口溫度為230°C、水/干氣摩爾比為0. 65 ；經第二變換爐6變換后得到二變混合 氣。該二變混合氣從第二變換爐6的底部出口導出，其溫度約為270°C，C0干基體積含量約為 1. 3%。④將二變混合氣送入低壓廢熱鍋爐7，同時送入低壓廢熱鍋爐7的還有低壓鍋爐 水。低壓鍋爐水與二變混合氣在低壓廢熱鍋爐7內換熱，所生成的低壓蒸汽送出界區，換熱 后的二變混合氣溫度為240°C，送入變換爐進氣加熱器2再次降溫，其熱量可供進入變換爐 進氣加熱器2的粗煤氣加熱。將換熱后的二變混合氣送入第三變換爐8，控制進入第三變 換爐8的入口溫度為215°C，水/干氣摩爾比為0. 55 ；經第三變換爐變換后在第三變換爐8 的底部出口得到CO干基體積含量低于0. 4%的變換混合氣。本實施例中未涉及到的內容與現有技術相同。對比例對于采用Shell粉煤氣化造氣生產30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素的典型的 化肥裝置，進入變換工段的有效氣(H2+C0)大約為85000Nm3/h，在此基準下對高水氣比和低 串中水氣比變換工藝主要參數進行對比見表1。表 權利要求
1.一種低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟①將粉煤氣化工段來的粗煤氣送入預變換爐，控制粗煤氣進入預變換爐的入口溫度為 210 250°C、水/干氣摩爾比為0. 21 0. 23 ；經預變換爐變換后得到預變混合氣；②將預變混合氣送入第一變換爐進行深度變換，控制預變混合氣進入第一變換爐的入 口溫度為260 290°C、水/干氣摩爾比為0. 8 1. 0 ；經第一變換爐變換后得到一變混合 氣；③將一變混合氣送入第二變換爐，控制一變混合氣進入第二變換爐的入口溫度為 220 250°C、水/干氣摩爾比為0. 5 0. 7 ；經第二變換爐變換后得到二變混合氣；④將二變混合氣送入第三變換爐，控制二變混合氣進入第三變換爐的入口溫度為 205 235°C ；經第三變換爐變換后得到CO含量低于0. 40%的混合氣。
2.根據權利要求1所述的低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其特征在于①將粉煤氣化工段來的粗煤氣首先送入氣液分離器分離出凝液，經換熱器提溫和配入 少量中壓過熱蒸汽增濕后送入預變換爐；②從預變換爐出來的預變混合氣與中壓過熱蒸汽和工藝冷凝液混合增濕調溫后送入 第一變換爐；③從第一變換爐出來的一變混合氣經廢熱鍋爐換熱降溫，然后與工藝冷凝液混合增濕 調溫后送入第二變換爐；④從第二變換爐出來的二變混合氣經廢熱鍋爐換熱降溫后再送入第三變換爐繼續進 行變換反應。
3.根據權利要求2所述的低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其特征在于從所述第二 變換爐出來的二變混合氣經廢熱鍋爐換熱后進入所述換熱器，與進入該換熱器的所述粗煤 氣換熱后再送入所述的第三變換爐。
4.根據權利要求1至3任一權利要求所述的低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其特 征在于所述粗煤氣進入所述預變換爐的入口溫度為220 240°C、水/干氣摩爾比為0. 22 ； 所述預變混合氣進入第一變換爐的入口溫度為270 280°C、水/干氣摩爾比為0. 95 ；所述 一變混合氣進入第二變換爐的入口溫度為220 250°C、水/干氣摩爾比為0. 65 ；所述二變 混合氣進入第三變換爐的入口溫度為215 235°C ；經第三變換爐變換后得到CO含量低于 0. 40%的混合氣。
全文摘要
本發明涉及到一種低水氣比串中水氣比的CO變換工藝，其包括下述步驟①將粗煤氣送入預變換爐，控制粗煤氣進入預變換爐的入口溫度為210～250℃、水/干氣摩爾比為0.21～0.23；②將預變混合氣送入第一變換爐進行深度變換，控制預變混合氣進入第一變換爐的入口溫度為260～290℃、水/干氣摩爾比為0.8～1.0；③將一變混合氣送入第二變換爐，控制一變混合氣進入第二變換爐的入口溫度為220～250℃、水/干氣摩爾比為0.5～0.7；④將二變混合氣送入第三變換爐，控制二變混合氣進入第三變換爐的入口溫度為205～235℃；經第三變換爐變換后得到CO含量低于0.40％的混合氣。本發明工藝獨特，具有CO轉換率高、轉換過程中能耗低等特點。
文檔編號C10K3/04GK102002403SQ20101054845
公開日2011年4月6日 申請日期2010年11月9日 優先權日2010年11月9日
發明者吳艷波, 張駿馳, 許仁春, 黃彬峰 申請人:中國石化集團寧波工程有限公司, 中國石化集團寧波技術研究院, 中國石油化工股份有限公司