一种用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺的制作方法

本发明涉及一种用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺。

背景技术：

水煤浆加压气化于上世纪50年代初期，由美国德士古公司(也称“德士古”水煤浆加压气化)在重油部分氧化气化的基础上开发成功。我国华东理工大学开发的多喷嘴对置式水煤浆气化、清华大学开发的非熔渣-熔渣分级气化和西北化工院开发的多元料浆气化等技术也属于水煤浆加压气化技术，广泛应于我国的大型煤化工装置。

以应用较多的65公斤级水煤浆气化装置为例，产出的粗合成气的水气比1.1～1.4，一氧化碳干基含量40～55％。用于制氢或合成氨配套一氧化碳绝热变换工艺目前已较为成熟，通常采用三段变换，第一段或第二段前配加高压过热蒸汽用于提高一段反应深度、补充水气比和控制超温，保证最终一氧化碳出口干基含量低于0.5％。根据全厂公用工程配置，整个系统可以副产高压、中压、低压三种等级。但该工艺存在以下问题：

①高压过热蒸汽消耗量过高。由于实际生产中煤种发生变化(如掺焦工况)，当水气比较低无法满足变换深度要求时，通常需要补入大量高压过热蒸汽，造成系统能耗过高。以某20万nm3/h有效气变换装置为例，需要从界外引入550℃，11.5mpag等级的超高压蒸汽32t/h，操作费用较高；

②低压蒸汽产量过高。仍然以某20万nm3/h有效气变换装置为例，副产低压蒸汽(0.5mpag)25t/h，占变换系统总产汽量的30％。低压蒸汽利用价值较低，只能并网供其他装置使用。若整个装置需求量小，只能放空处理。从某种程度上来说是一种能量浪费。

技术实现要素：

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状，提供一种能有效降低高压过热蒸汽消耗量及低压蒸汽产量的用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺。

本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状，提供一种流程简单、系统可靠、操作费用低、经济效益好的用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺，其特征在于：包括以下步骤

将来自上游水煤浆装置生产的粗合成气先经过气液分离器分离夹带的水分，然后进入原料气加热器加热至变换催化剂起活温度，再经过脱毒槽过滤掉粉尘和有毒物质后，进入1#变换炉进行绝热变换反应；

1#变换炉出口的高温变换气分为两路：一路经过高压蒸汽过热器过热系统自产的高压饱和蒸汽；另一路经过原料气加热器对粗合成气进行预热；

两路混合后再经过超高压蒸汽发生器，用于副产高压变换系统压力的饱和蒸汽；

然后进入2#变换炉，出口高温变换气先经过高压蒸汽发生器副产低于系统压力的高压饱和蒸汽，再经过锅炉水预热器对变换气取热后，进入3#变换炉；

3#变换炉出口变换气去下游低品位热量回收系统。

在上述方案中，从界区外送来的锅炉水，先经过所述的锅炉水预热器进行预热，然后分为两路：一路送入所述的高压蒸汽发生器副产低于系统压力的高压饱和蒸汽；另一路经超高压锅炉水泵加压后送入所述的超高压蒸汽发生器副产高于变换系统压力的超高压饱和蒸汽。

优选地，根据运行过程中水气比波动情况，从所述的超高压蒸汽发生器中分出部分超高压蒸汽补入所述的脱毒槽或1#变换炉、2#变换炉前，剩余的超高压过热蒸汽经过减压阀减压，与所述的高压饱和蒸汽合并去所述的高压蒸汽过热器。

优选地，在水气比低于正常值且系统无自产超高压饱和蒸汽时，通过从外界引入开工蒸汽至1#变换炉中。所述的超高压饱和蒸汽从脱毒槽前补入粗合成气管线，或者，从1#变换炉前补入粗合成气管线。采用上述结构，以防止1#变换炉超温。

优选地，所述来自上游的水煤浆装置生产的原料气中一氧化碳干基体积含量20～80％，水/绝干气体积为0.5～2.0，压力范围为1.0～9.0mpag。

优选地，所述超高压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力大于或等于变换系统压力，范围为1.0～12.0mpag；所述高压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力低于或等于变换系统压力，范围为0～9.0mpag。

本发明中，所述的下游低品位热量回收是用于对变换气冷却降温，并分离凝液的一台或多台设备的组合系统，可以包括但不局限于蒸汽发生器、脱盐水预热器、锅炉给水预热器、气液分离器、洗涤塔等。

作为改进，所述的1#变换炉为分段式轴径向绝热变换反应器，包括内部中空的筒体，该筒体的顶部具有上封头、底部具有下封头，所述筒体内设置有沿中心轴线竖向延伸并用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管，所述中心管的外围区域沿轴向自上而下分隔为相对独立的第一绝热区、第二绝热区及第三绝热区，且相邻绝热区之间采用隔板进行隔离，各绝热区均具有粗合成气进料口、催化剂装卸料口，所述第一绝热区、第二绝热区的粗合成气进料口管线上分别设有密封气进料口以及开关阀，变换气出口设置在所述的下封头处。

上述绝热区的数量还可以根据粗合成气量及负荷变化程度，减少为两段或增加为多段，每段的高度及催化剂装填量可有所不同，以适应不同需求。

优选地，所述第一绝热区具有粗合成气一段进料口，密封气一段进料口、一段催化剂装料口；第二绝热区具有粗合成气二段进料口、密封气二段进料口、二段催化剂卸料口、二段催化剂装料口；第三绝热区具有粗合成气三段进料口、三段催化剂卸料口、三段催化剂装料口；粗合成气一段进料口和粗合成气二段进料口上设有开关阀。

优选地，所述的第一绝热区和第二绝热区的高度分别占催化剂床层总高度的25％，第三绝热区高度占催化剂床层总高度的50％。

优选地，所述的密封气为对反应没有影响且对最终产品也没有影响的一股连续高压气体，该高压气体选自氮气、蒸汽、工艺气、来自低温甲醇洗循环气压缩机出口的气体。上述分段式轴径向绝热变换反应器通过催化剂藏量控制，可避免在开车等异常工况下低水气比引起所述的1#变换炉超温的问题。

与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明的适用范围广泛，适用于煤化工装置中制氢和合成氨配套一氧化碳变换技术流程，一氧化碳干基体积含量为20～80％，水/绝干气体积比为0.5～2.0的原料；系统正常运行时无需引入界区超高压蒸汽，与常规变换工艺相比，无利用价值低的低压蒸汽产生，高品位的高压蒸汽产量增加，能量利用率提高，经济效益好；本发明流程设置灵活完善，控制简单，能应对不同水气比工况下系统对补入蒸汽量的要需求，并做到在满足系统自用的前提下尽可能多产高压蒸汽；分段式轴径向变换反应器结构解决了高一氧化碳含量原料气变换反应原料气负荷变动导致的易超温、控温难的问题，相比于分层进气的轴向变换反应器，变换炉压降和设备直径、高度减小，设备投资大大降低。

附图说明

图1为本发明实施例的工艺流程图；

图2为图1中分段式轴径向绝热变换反应器的结构示意图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

如图1所示，本实施例用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺设备包括：气液分离器1、原料气加热器2、脱毒槽3、1#变换炉4、流量控制阀5、高压蒸汽过热器6、减压阀7、超高压蒸汽发生器8、2#变换炉9、超高压锅炉水泵10、高压蒸汽发生器11、锅炉水预热器12、3#变换炉13、分段式轴径向绝热变换反应器41。

其中，气液分离器1的侧部具有供粗合成气输入的进口，气液分离器1的底部具有供工艺凝液输出的出口，气液分离器1的顶部具有供物料输出的输出口，该输出口与原料气加热器2的输入口相连接，原料气加热器2的一个输出端连接超高压蒸汽发生器8的输入端，原料气加热器2的另一个输出端与脱毒槽3顶部的输入口相连接，脱毒槽3底部的输出口与1#变换炉4顶部的输入口相连接；

1#变换炉4底部的输出口分为两路，一路与原料气加热器2的输入端相连接，另一路经过流量控制阀5、高压蒸汽过热器6后与超高压蒸汽发生器8的输入端相连接，超高压蒸汽发生器8顶部的第一输出端上连接减压阀7并与高压蒸汽过热器6的输入端相连接，高压蒸汽过热器6的底部具有供高压过热蒸汽输出的输出口；

超高压蒸汽发生器8的另一个输出端与2#变换炉9的输入端相连接，2#变换炉9的输出端依次连接高压蒸汽发生器11、锅炉水预热器12后与3#变换炉13的输入端相连接，3#变换炉13的底部具有输出口；

锅炉水预热器12的顶部具有锅炉水输入口；锅炉水预热器12的一个输出端在经过超高压锅炉水泵10后与超高压蒸汽发生器8的一个输入端相连接；

锅炉水预热器12与超高压锅炉水泵10之间的管路还与高压蒸汽发生器11的一个输入端相连接；高压蒸汽发生器11顶部具有与高压蒸汽过热器6的一个输入口相连接的输出口；

高压蒸汽发生器8与减压阀7之间的管路与原料气加热器2、脱毒槽3之间的管路相连接，与脱毒槽3、1#变换炉4之间的管路相连接，以补入饱和蒸汽。

如图2所示，上述1#变换炉4为分段式轴径向绝热变换反应器41，包括内部中空的筒体e，该筒体e的顶部具有上封头、底部具有下封头，筒体e内设置有沿中心轴线竖向延伸并用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管e2，所述中心管e2的外围区域沿轴向自上而下分隔为相对独立的第一绝热区e01、第二绝热区e02及第三绝热区e03，且相邻绝热区之间采用隔板e5进行隔离，各绝热区均具有粗合成气进料口、催化剂装卸料口，第一绝热区e01的粗合成气进料口管线上设有密封气一段进料口e011以及开关阀e012，第二绝热区e02的粗合成气进料口管线上分别设有密封气进料口e021以及开关阀e022，变换气出口e17设置在下封头处。上述绝热区的数量还可以根据粗合成气量及负荷变化程度，减少为两段或增加为多段，每段的高度及催化剂装填量可有所不同，以适应不同需求。上述第一绝热区e01具有粗合成气一段进料口e10，密封气一段进料口e011、一段催化剂装料口e3；第二绝热区e02具有粗合成气二段进料口e14、密封气二段进料口e021、二段催化剂卸料口e4、二段催化剂装料口e12；第三绝热区e03具有粗合成气三段进料口e8、三段催化剂卸料口e16、三段催化剂装料口e15；粗合成气一段进料口e10和粗合成气二段进料口e14上分别设有开关阀e012、e022。第二绝热区e02内设有气体分布器e11，用于均布从反应器中间筒体进入的粗合成气。第一绝热区e01和第二绝热区e02的高度分别占催化剂床层总高度的25％，第三绝热区e03高度占催化剂床层总高度的50％。密封气为对反应没有影响且对最终产品也没有影响的一股连续高压气体，该高压气体选自氮气、蒸汽、工艺气、来自低温甲醇洗循环气压缩机出口的气体。

本实施例用于水煤浆多水气比工况的一氧化碳全部变换工艺包括以下步骤：

来自上游水煤浆装置生产的粗合成气先经过气液分离器1分离夹带的水分，然后进入原料气加热器2加热至变换催化剂起活温度，再经过脱毒槽3过滤掉粉尘和有毒物质后，进入1#变换炉4进行绝热变换反应。出口的高温变换气分为两路：一路先经过流量控制阀5用于调节分配两路的变换气量，再经过高压蒸汽过热器6过热系统自产的高压饱和蒸汽；另一路经过原料气加热器2对粗合成气进行预热。两路混合后再经过超高压蒸汽发生器8，用于副产高压变换系统压力的饱和蒸汽。然后进入2#变换炉9进行二段变换反应，出口高温变换气先经过高压蒸汽发生器11副产低于系统压力的高压饱和蒸汽，再经过锅炉水预热器12对变换气取热后，进入3#变换炉13。3#变换炉13出口变换气去下游低品位热量回收系统(包括变换气取热、冷却、凝液分离系统)。

从界区外送来的锅炉水，先经过锅炉水预热器12进行预热，然后分为两路：一路送入高压蒸汽发生器11副产低于系统压力的高压饱和蒸汽；另一路经超高压锅炉水泵10加压后送入超高压蒸汽发生器8副产高于变换系统压力的超高压饱和蒸汽。根据运行过程中水气比波动情况，从超高压蒸汽发生器8中分出部分超高压蒸汽补入脱毒槽3或1#变换炉4、2#变换炉9前，剩余的超高压过热蒸汽经过减压阀减压7，与高压蒸汽发生器11副产的高压饱和蒸汽合并的高压蒸汽过热器6，然后送出界区。

1#变换炉4可以采用分段式轴径向绝热变换反应器41。

当粗合成气水气比较高，在1.4以上，满足变换系统对一氧化碳转化率要求时，无需向1#变换炉4补入超高压蒸汽，通过超高压蒸汽发生器8和旁路锅炉水激冷的方式来调节2#变换炉9入口温度至设定值，超高压蒸汽发生器8副产的高压蒸汽通过减压阀7并入高压蒸汽发生器11副产的饱和高压蒸汽。当粗合成气中水气比较低，可增加超高压蒸汽发生器8的锅炉水量，适当降低旁路激冷水量，用副产的超高压饱和蒸汽补入1#变换炉4前，以满足对一氧化碳转化率的要求。通过上述控制方式，来满足粗合成气水气比波动的工况。

其中，变换气经过分段式轴径向绝热变换反应器41时，三段粗合成气进料口开关阀e022打开，气体在气体分布器e11的作用下均匀通过进气环隙进入各自绝热区反应，反应后的变换气进入中心管e2，最终通过变换气出口e17离开反应器。当负荷为75％～100％，可关闭粗合成气一段进料口上的开关阀e012，让粗合成气只经过第二绝热区和第三绝热区，使得大于75％的气量通过只有75％的催化剂，粗合成气处于过量状态，因此不会超温；当分股气量负荷进一步降低或开车工况下只有50％的设计气量时，可关闭第一绝热区和第二绝热区的开关阀e012、e022，让粗合成气只经过第三绝热区。上述分段式轴径向绝热变换反应器41可以保证在负荷大幅变化的情况下，通过灵活控制进气方式，改变参加反应的催化剂数量，避免发生超温的风险；密封气的作用为防止中心管e2内变换气自下而上逆流至不参加反应的绝热区，引起局部超温。