本发明专利技术涉及到一种低水气低变串饱和塔等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：粗煤气经过气液分离、换热、脱毒后送入预变换炉进行初步的变换反应，控制进入预变换炉的粗煤气水/干气摩尔比为0.19～0.23、温度为200～220℃，出粗煤气预热器的预变混合气进入饱和塔与来自热水塔的工艺循环水逆流接触进行传热传质，预变混合气被增湿提温后送入等温变换炉进行深度变换，出等温变换炉的等温变换气换热后进入热水塔传热传质，回收低位热能。与现有技术相比较，本发明专利技术使用等温变换炉替代了至少两级绝热变换炉，减少了变换炉台数，节省了设备投资和催化剂费用，变换流程短，阻力小，能耗低，运行稳定。
【技术实现步骤摘要】
本专利技术涉及一种CO变换工艺，具体指一种低水气低变串饱和塔等温CO变换工艺。
技术介绍
近年来我国受石油资源日趋紧张影响，煤化工转入了一个快速发展的阶段。上世纪末本世纪初，我国相继引进了十多套壳牌的粉煤气化技术来制取合成气。壳牌煤气化技术对煤质要求低、合成气中有效组分高、运行费用低、开停车方便且环境友好。该技术生成的粗合成气冷却采用废热锅炉，生成的粗合成气中CO干基体积含量高达60%以上，同时水蒸气体积含量小于20%，粗合成气具有水蒸气含量低和CO含量高的显著特点。我国在引进壳牌粉煤气化技术时，此技术商业化运营仅限于使用净化后的粗合成气燃气蒸汽联合循环发电装置，不需要设置CO变换工序。但将壳牌粉煤气化技术用于造气来配套合成氨、制氢、合成甲醇等装置时就面临高浓度CO变换技术难题。所以壳牌粉煤气 化技术的引进同时，也极大的推动了我国高浓度CO变换技术的发展和进步。变换工序是水蒸气和CO的等摩尔强放热反应，生成二氧化碳和氢气。对于不同的煤气化技术所生成的粗合成气，下游变换工序的化学反应过程均是相同的，但是变换流程需要根据粗合成气的特点进行有针对性的设计。对于壳牌煤气化技术生成的粗合成气，在变换工序进行CO变换反应时，变换流程设计的重点和难点是有效控制CO变换反应的床层温度，延长变换催化剂的使用寿命、减少变换级数设备投资、降低变换工序的压力降以及节省中压蒸汽和动力消耗。目前国内在高浓度CO变换流程设计中普遍采用绝热变换炉，鉴于CO变换反应是强放热过程，现有的变换工艺流程组织均采用多段绝热变换炉进行反应，段间移走反应热量。因此，导致现有的高浓度CO变换技术工艺流程长、阻力大、热量损失多、变换炉极易超温、催化剂寿命短以及能耗高等一系列问题。如申请号为201110260551.8的中国专利技术专利申请所公开的《一种低水气比串饱和热水塔CO变换工艺》，该低水气比串饱和热水塔CO变换工艺全部采用绝热变换炉，反应级数较多，系统压降大，后系统对变换气压缩消耗的能耗高；尤其是中温变换炉采用绝热变换炉，炉壁要承受高温高压的变换气，造成设备壁厚大，设备投资高；中温变换炉催化剂长期处于较高温度下运行，运行环境苛刻，催化剂寿命较短，更换频繁操作费用高；同时由于绝热反应级数多，变换工序开车时对催化剂硫化过程复杂，变换工序开车耗时长、费用高。并且还存在绝热变换炉的一些通病绝热变换炉温度控制较困难，容易出现超温问题，对变换工序安全运行造成不利影响，存在安全隐患；出口 CO浓度受反应平衡制约，难以降到较低水平。
技术实现思路
本专利技术所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种低水气比低变串饱和塔等温CO变换工艺，以解决现有低水气比串饱和热水塔CO变换工艺流程长、反应级数较多、系统压降大，设备壁厚大、设备投资高、变换炉易超温、中温变换炉催化剂寿命短等一系列问题。本专利技术解决上述技术问题所采用的技术方案为该低水气低变串饱和塔等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤气化工序送来的粗煤气首先进入气液分离器分离出液相后，进入粗煤气预热器与预变混合气换热提温到190°C 230°C，然后和来自管网温度为400°C，压力4. OMpa的中压过热蒸汽充分混合，进入脱毒槽除去粗煤气中的杂质，控制进入脱毒槽的粗煤气温度为200 2200C >7jC /干气摩尔比为O. 19 O. 23 ;出脱毒槽的粗煤气送入预变换炉进行初步的变换反应，控制进入预变换炉的粗煤气水/干气摩尔比为O. 19 O. 23、温度为200 220°C，控制预变换炉内催化剂空速为5000 7000，出预变换炉的预变混合气温度为360°C 390°C，CO干基体积含量约为 34% 38% ；预变混合气先后依次经过变换气加热器、预变换气冷却器和粗煤气预热器，分别与来自饱和塔的预变混合气、来自热水塔的工艺循环水以及来自气液分离器的粗煤气换热回收热量；出粗煤气预热器的预变混合气温度降为165°C 175°C，从饱和塔的下部进入饱和塔；预变混合气在饱和塔内从下向上流动，与来自热水塔的温度为190°C 195°C的工艺循环水逆流接触进行传热传质，从饱和塔底部排出的工艺循环水送回热水塔再次加热循环使用，同时抽出工艺循环水总量的3% 8%去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水中累积；预变混合气在饱和塔内被增湿提温，温度达到180°C 190°C，水/干气摩尔比为0.52 O. 56。出饱和塔的预变混合气经变换气加热器加热后提温至245°C 250°C后，向预变混合气中补充来自管网的温度为400°C、压力为4. OMpa的中压过热蒸汽和来自汽包的温度251°C，压力4. OMpa的中压饱和蒸汽，使预变混合气的温度达到250°C 255°C、水/干气摩尔比为O. 88 O. 92，然后送入等温变换炉进行深度变换，控制等温变换炉内催化剂空速为1000 3000，等温变换炉温升10°C 20°C ；等温变换炉的冷却水入口连接汽包的锅炉给水出口，在等温变换炉冷却水出口副产压力4. OMpa、温度251°C的中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽返回汽包分离出液相，由汽包顶部送出的中压饱和蒸汽作为变换反应的补充蒸汽混入所述的预变混合气中，从汽包底部排出的液相通过自循环方式进入等温变换炉中循环使用，同时由界区向汽包内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定；出等温变换炉的等温变换气温度为260°C 270°C，CO干基体积含量为O. 8% 1.2%，经变换气冷却器冷却至180 190°C，从热水塔底部进入热水塔与来自饱和塔的工艺循环水和从饱和塔上部喷淋下来的工艺冷凝液逆流接触进行传热传质，回收低位热能；所述工艺循环水与所述工艺冷凝液的摩尔比为7. O 10. O ;由热水塔底部流出的工艺循环水温度为170°C 175°C，依次经过变换气冷却器和预变换气冷却器加热提温至190°C 195°C，送回饱和塔；由热水塔顶部送出的温度为150°C 155°C的等温变换气，送入下游工段回收低温余热；上述从热水塔中部进入热水塔的工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4. O 6. O。上述工艺中所使用的等温变换炉可以使用现有技术中的任意一种等温变换炉。较好的，所述的等温变换炉可以包括炉体，为封闭壳体，炉体的顶部设有反应气入口和检修人孔，炉体的上部侧壁上设有冷却水出口，炉体底部设有冷却水入口 ；换热管束，设置在所述炉体内，由多根相互平行的换热管组成；气体分布器，设置在所述炉体内，进入炉体内的气体经气体分布器均流后进入催化剂床层； 上管板和下管板，连接在所述气体分布器的上、下两端，其上设有多个管孔，各换热管的两端分别插设在上、下管板上对应的管孔内；气体收集器，用于收集反应后的合成气，纵向设置在所述炉体中部；其特征在于所述炉体包括可拆卸连接在一起的上段、中段和下段，所述炉体的顶部还设有变换气出口 ；所述气体收集器的下端连接所述下管板，所述上管板上设有连接孔，所述气体收集器的上端穿过该连接孔可拆卸连接出气管；该出气管的另一端穿过所述的变换气出口并外露于所述炉体；所述上管板的上方密封连接环形上封头，所述下管板密封连接所述炉体并位于所述中段和所述下段之间。较好的，上述三段炉体可以通过法兰连接，炉体可以支承在裙座上立式放置本文档来自技高网...
【技术保护点】
一种低水气低变串饱和塔等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：气化工序送来的粗煤气首先进入气液分离器分离出液相后，进入粗煤气预热器与预变混合气换热提温到190℃～230℃，然后和来自管网温度为400℃，压力4.0Mpa的中压过热蒸汽充分混合，进入脱毒槽除去粗煤气中的杂质，控制进入脱毒槽的粗煤气温度为200～220℃、水/干气摩尔比为0.19～0.23；出脱毒槽的粗煤气送入预变换炉进行初步的变换反应，控制进入预变换炉的粗煤气水/干气摩尔比为0.19～0.23、温度为200～220℃，控制预变换炉内催化剂空速为5000～7000，出预变换炉的预变混合气温度为360℃～390℃，CO干基体积含量约为34％～38％；预变混合气先后依次经过变换气加热器、预变换气冷却器和粗煤气预热器，分别与来自饱和塔的预变混合气、来自热水塔的工艺循环水以及来自气液分离器的粗煤气换热回收热量；出粗煤气预热器的预变混合气温度降为165℃～175℃，从饱和塔的下部进入饱和塔；预变混合气在饱和塔内从下向上流动，与来自热水塔的温度为190℃～195℃的工艺循环水逆流接触进行传热传质，从饱和塔底部排出的工艺循环水送回热水塔再次加热循环使用，同时抽出工艺循环水总量的3％～8％去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水中累积；预变混合气在饱和塔内被增湿提温，温度达到180℃～190℃，水/干气摩尔比为0.52～0.56。出饱和塔的预变混合气经变换气加热器加热后提温至245℃～250℃后，向预变混合气中补充来自管网的温度为400℃、压力为4.0Mpa的中压过热蒸汽和来自汽包的温度251℃，压力4.0Mpa的中压饱和蒸汽，使预变混合气的温度达到250℃～255℃、水/干气摩尔比为0.88～0.92，然后送入等温变换炉进行深度变换，控制等温变换炉内催化剂空速为1000～3000，等温变换炉内的反应温度为250～270℃；等温变换炉的冷却水入口连接汽包的锅炉给水出口，在等温变换炉冷却水出口副产压力4.0Mpa、温度251℃的中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽返回汽包分离出液相，由汽包顶部送出的中压饱和蒸汽作为变换反应的补充蒸汽混入所述的预变混合气中，从汽包底部排出的液相通过自循环方式进入等温变换炉中循环使用，同时由界区向汽包内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定；出等温变换炉的等温变换气温度为260℃～270℃，CO干基体积含量为0.8％～1.2％，经变换气冷却器冷却至180～190℃，从热水塔底部进入热水塔与来自饱和塔的工艺循环水和从饱和塔上部喷淋下来的工艺冷凝液逆流接触进行传热传质，回收低位热 能；所述工艺循环水与所述工艺冷凝液的摩尔比为7.0～10.0；由热水塔底部流出的工艺循环水温度为170℃～175℃，依次经过变换气冷却器和预变换气冷却器加热提温至190℃～195℃，送回饱和塔；由热水塔顶部送出的温度为150℃～155℃的等温变换气，送入下游工段回收低温余热；上述从热水塔中部进入热水塔的工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4.0～6.0。...
【技术特征摘要】
【专利技术属性】
技术研发人员：许仁春，唐永超，张玮，涂林，
申请(专利权)人：中国石油化工集团公司，中石化宁波工程有限公司，中石化宁波技术研究院有限公司，
类型：发明
国别省市：
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