一种配套甲醇合成的CO变换工艺制造技术

本发明专利技术涉及到一种配套甲醇合成的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：粗煤气首先进入低压蒸汽发生器降温并分液调节水气比，分液后的粗煤气分为两股，一股约45％～55％作为非变换气，剩余作为第二股依次经过提温、脱毒后再次分股后进入并联的气冷变换炉和等温变换炉分别进行等温变换，并回收热量，之后与第一股非变换气混合后作为合成气，控制合成气中H2与CO的摩尔比控制在2.1～2.3。本发明专利技术副产中压饱和蒸汽及低压过热蒸汽，气冷变换炉利用变换气作为冷媒；采用了多次分股变换，流程短，变换炉尺寸小，无超温风险，所使用的等温变换炉换热面积可调节，副产中压蒸汽压力波动小，系统运行更稳定。

A CO Shift Process for Methanol Synthesis

The invention relates to a CO shift process for methanol synthesis, which is characterized by the following steps: firstly, crude gas enters a low pressure steam generator to cool down and adjust the water-gas ratio separately. After liquid separation, the crude gas is divided into two parts, one is about 45%-55% as non-shift gas, and the remaining as the second one is separated into parallel gas-cooled converter after heating, detoxification and then into parallel gas-cooled converter. Isothermal conversion was carried out with isothermal converter, and heat was recovered. Then mixed with the first non-shift gas, it was used as syngas. The molar ratio of H2 to CO in syngas was controlled between 2.1 and 2.3. The byproduct of the invention is medium pressure saturated steam and low pressure superheated steam, and the gas-cooled converter uses the converting gas as refrigerant; it adopts multiple split transformations with short flow, small size of the converter and no risk of overheating; the heat exchange area of the isothermal converter used is adjustable, the pressure fluctuation of the byproduct medium pressure steam is small, and the operation of the system is more stable.

【技术实现步骤摘要】
一种配套甲醇合成的CO变换工艺
本专利技术涉及到一氧化碳变换
，具体指一种配套甲醇合成的CO变换工艺。
技术介绍
进入二十一世纪以来，我国以煤为原料的化学工业得到快速发展，从荷兰引进的shell粉煤气化工艺开始，衍生开发了多种煤气化自主工艺，该类工艺制取的原料气中CO干基含量普遍较高，达60％以上，对于采用气化工艺制取合成气及下游C1化工产品的生产装置，一般需通过变换反应将原料气中的CO去除，该反应消耗水蒸汽制得H2，同时又把CO变为易于脱除的CO2。下游产品包括制氢、合成氨、制甲醇、合成油、煤制天然气等，而不同的下游产品对合成气中的CO含量要求不同，对应的变换反应深度及工艺亦不同。一氧化碳变换为一种在催化剂作用下的强放热可逆反应，根据对反应热的移热方式不同，CO变换工艺分为绝热变换工艺和等温变换工艺。目前国内高浓度CO变换多主要采用“多段绝热反应+段间热能回收”的方式设置流程，该工艺存在易超温、流程长、易设备多、投资大、能耗高、系统压降大、催化剂寿命短等问题。近年来开发的等温变换工艺通过在变换炉内设置换热设备，以液体水为传热介质，吸热后水汽化为蒸汽，能够快速吸收变换反应热，维持催化剂床层温度稳定，进而实现变换装置的稳定运行。相比较传统绝热变换技术，等温变换工艺具有流程短、设备少、投资低、能量利用率高、易于大型化等特点，近年来受到了越来越多的关注。但目前国内开发的如等温变换串绝热变换，由于高浓度的CO气体首先通过绝热变换炉，所以仍然没有解决高浓度CO绝热变换时出现的绝热变换炉超温、催化剂失活快等问题，无法实现高浓度CO变换装置的长周期稳定运行。又如双等温变换串联工艺，变换气都是全气量通过所有变换炉，设备尺寸大，造价高，制造运输困难，此外，国内外现有的等温变换炉，均配置有汽包副产中压蒸汽，但由于在变换反应中后期催化剂活性降低，在对变换炉提温操作时，必须提高副产蒸汽压力，以保证等温变换炉的热量移除，该蒸汽压力波动达2.5MPaG以上，对装置的蒸汽管网造成冲击，不利于系统稳定运行，且需相应提高中压蒸汽管网设计压力，增加了管道投资。如申请号为201410439881.7的中国专利技术专利申请所公开的《一种高浓度CO原料气等温变换工艺》，该变换工艺采用一段绝热炉和一段等温变换的工序，首先，第一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；并且第一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，第一变换炉采用绝热炉，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。另外，该二变等温变换炉副产4.0MPa蒸汽仅在在变换催化剂使用初期可以维持，在变换催化剂使用中期和后期，变换炉提温操作后，蒸汽需提压至6.5MPa方能满足等温炉移热需求，在此专利所要求的第一反应器入口水气比和温度下及产汽压力下，在变换催化剂使用的中后期，变换反应并不能稳定的进行。
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配套甲醇合成的CO变换工艺，能有效解决传统绝热变换炉超温、等温变换炉在催化剂中后期提温操作后中压蒸汽系统压力波动大的可变面积等温变换工艺。本专利技术解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套甲醇合成的CO变换工艺，包括等温变换炉，所述等温变换炉中设有多根换热管，所述换热管的入口通过锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口，各所述换热管的出口通过蒸汽回收管道连接所述汽包的蒸汽入口；其特征在于：所述换热管包括由多根第一换热管组成的第一换热管组和多根第二换热管组成对第二组换热管；各第一换热管的内腔横截面的面积之和为各第二换热管内腔的横截面的面积之和的15～60％；各所述第一换热管的入口连接第一锅炉水管道，各所述第二换热管的入口连接第二锅炉水管道；所述第一锅炉水管道上设有阀门；第一锅炉水管道和第二锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口；上游煤气化工序送来的温度230℃～260℃、压力5.6MPaG～6.6MPaG、CO干基含量40v％～50v％的粗煤气温度降低至210℃～230℃，分离出液相后分为两股；占粗煤气总量45v％～55v％的第一股粗煤气作为非变换气直接送下游，剩余的45v％～55v％的第二股粗煤气进入气冷变换炉作为取热介质加热提温至250℃～265℃、水/干气摩尔比为0.6～0.8后，进入脱毒槽脱毒后，脱毒后的第二股粗煤气再次分成两支路；占第二股粗煤气总量10v％～20v％的第一支路进入气冷变换炉进行变换反应，出气冷变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；占第二股粗煤气总量80v％～90v％的第二支路进入等温变换炉内进行等温变换，控制等温变换炉进、出口温升为30℃；出等温变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；汽包内的锅炉水作为取热介质同时进入第一组换热管和第二组换热管，与等温变换炉催化剂床层的反应热换热，生成4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回汽包；装置运行过程中，在线监测等温变换炉出口变换气CO干基体积含量，当等温变换炉出口变换气CO干基含量大于5v％时，将第二股粗煤气换热至265℃～280℃后送至等温变换炉和气冷变换炉，并关闭第一锅炉水管道上的阀门，等温变换炉内第一组换热管不工作，汽包内的锅炉水仅进入第二组换热管，第二组换热管内的锅炉水与催化剂床层的反应热换热，生成压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回所述汽包；等温变换炉出口变换气的温度为295～310℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；出气冷变换炉的变换气温度为295℃～310℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；从等温变换炉出来的变换气与气冷反应器出来的变换气回流后回收热量，换热至210℃～230℃，与第一股粗煤气汇合，作为合成气送下游甲醇合成工序，控制合成气中的H2与CO的摩尔比控制在2.1～2.3。较好的，所述来自上游煤气化工序的粗煤气先进入1#低压蒸汽发生器与低压锅炉水换热回收热量，副产1.5MPaG低压饱和蒸汽，低压饱和蒸汽进入低压蒸汽过热器与出等温变换炉和气冷变换炉的变换气换热，过热至240℃～260℃后送管网；出等温变换炉和气冷变换炉的变换气换热冷却至230℃～260℃，进入2#低压蒸汽发生器，与低压锅炉水换热，副产1.5MPaG低压饱和蒸汽，该低压饱和蒸汽与来自1#低压蒸汽发生器的低压饱和蒸汽并流后进入低压蒸汽过热器；变换气换热至210℃～230℃与第一股粗煤气汇合。上述工艺中所使用的可变面积等温变换炉可以使用现有技术中的任意一种。较好地，为进一步保证催化剂床层撤热的均匀性，避免局部飞温，上述各方案中，所述等温变换炉可以包括炉体和设置在所述炉体内的催化剂框，所述催化剂框的中部设有合成气收集管，合成气收集管的上端口封闭，下端口为变换气出口；各所述第一换热管沿催化剂床层的径向方向呈放射状布置；各所述第二换热管沿所述炉体的径向方向呈放射状布置。进一步地，各所述换热管在周向方向上在以所述催化剂框的轴线本文档来自技高网...

【技术保护点】
1.一种配套甲醇合成的CO变换工艺，包括等温变换炉，所述等温变换炉中设有多根换热管，所述换热管的入口通过锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口，各所述换热管的出口通过蒸汽回收管道连接所述汽包的蒸汽入口；其特征在于：所述换热管包括由多根第一换热管组成的第一换热管组和多根第二换热管组成对第二组换热管；各第一换热管的内腔横截面的面积之和为各第二换热管内腔的横截面的面积之和的15～60％；各所述第一换热管的入口连接第一锅炉水管道，各所述第二换热管的入口连接第二锅炉水管道；所述第一锅炉水管道上设有阀门；第一锅炉水管道和第二锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口；上游煤气化工序送来的温度230℃～260℃、压力5.6MPaG～6.6MPaG、CO干基含量40v％～50v％的粗煤气温度降低至210℃～230℃，分离出液相后分为两股；占粗煤气总量45v％～55v％的第一股粗煤气作为非变换气直接送下游，剩余的45v％～55v％的第二股粗煤气进入气冷变换炉作为取热介质加热提温至250℃～265℃、水/干气摩尔比为0.6～0.8后，进入脱毒槽脱毒后，脱毒后的第二股粗煤气再次分成两支路；占第二股粗煤气总量10v％～20v％的第一支路进入气冷变换炉进行变换反应，出气冷变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；占第二股粗煤气总量80v％～90v％的第二支路进入等温变换炉内进行等温变换，控制等温变换炉进、出口温升为30℃；出等温变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；汽包内的锅炉水作为取热介质同时进入第一组换热管和第二组换热管，与等温变换炉催化剂床层的反应热换热，生成4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回汽包；装置运行过程中，在线监测等温变换炉出口变换气CO干基体积含量，当等温变换炉出口变换气CO干基含量大于5v％时，将第二股粗煤气换热至265℃～280℃后送至等温变换炉和气冷变换炉，并关闭第一锅炉水管道上的阀门，等温变换炉内第一组换热管不工作，汽包内的锅炉水仅进入第二组换热管，第二组换热管内的锅炉水与催化剂床层的反应热换热，生成压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回所述汽包；等温变换炉出口变换气的温度为295～310℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；出气冷变换炉的变换气温度为295℃～310℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；从等温变换炉出来的变换气与气冷反应器出来的变换气回流后回收热量，换热至210℃～230℃，与第一股粗煤气汇合，作为合成气送下游甲醇合成工序，控制合成气中的H2与CO的摩尔比控制在2.1～2.3。...

【技术特征摘要】
1.一种配套甲醇合成的CO变换工艺，包括等温变换炉，所述等温变换炉中设有多根换热管，所述换热管的入口通过锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口，各所述换热管的出口通过蒸汽回收管道连接所述汽包的蒸汽入口；其特征在于：所述换热管包括由多根第一换热管组成的第一换热管组和多根第二换热管组成对第二组换热管；各第一换热管的内腔横截面的面积之和为各第二换热管内腔的横截面的面积之和的15～60％；各所述第一换热管的入口连接第一锅炉水管道，各所述第二换热管的入口连接第二锅炉水管道；所述第一锅炉水管道上设有阀门；第一锅炉水管道和第二锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口；上游煤气化工序送来的温度230℃～260℃、压力5.6MPaG～6.6MPaG、CO干基含量40v％～50v％的粗煤气温度降低至210℃～230℃，分离出液相后分为两股；占粗煤气总量45v％～55v％的第一股粗煤气作为非变换气直接送下游，剩余的45v％～55v％的第二股粗煤气进入气冷变换炉作为取热介质加热提温至250℃～265℃、水/干气摩尔比为0.6～0.8后，进入脱毒槽脱毒后，脱毒后的第二股粗煤气再次分成两支路；占第二股粗煤气总量10v％～20v％的第一支路进入气冷变换炉进行变换反应，出气冷变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；占第二股粗煤气总量80v％～90v％的第二支路进入等温变换炉内进行等温变换，控制等温变换炉进、出口温升为30℃；出等温变换炉的变换气温度为280℃～295℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；汽包内的锅炉水作为取热介质同时进入第一组换热管和第二组换热管，与等温变换炉催化剂床层的反应热换热，生成4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回汽包；装置运行过程中，在线监测等温变换炉出口变换气CO干基体积含量，当等温变换炉出口变换气CO干基含量大于5v％时，将第二股粗煤气换热至265℃～280℃后送至等温变换炉和气冷变换炉，并关闭第一锅炉水管道上的阀门，等温变换炉内第一组换热管不工作，汽包内的锅炉水仅进入第二组换热管，第二组换热管内的锅炉水与催化剂床层的反应热换热，生成压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压饱和蒸汽返回所述汽包；等温变换炉出口变换气的温度为295～310℃、CO干基含量为3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；出气冷变换炉的变换气温度为295℃～310℃、CO干基含量3.5v％～5v％、水/干气摩尔比为0.2～0.3；从等温变换炉出来的变换气与气冷反应器出来的变换气回流后回收热量，换热至210℃～230℃，与第一股粗...

【专利技术属性】
技术研发人员：涂林，唐永超，许仁春，吴艳波，徐堰，滕康，叶春峰，
申请(专利权)人：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，中石化炼化工程集团股份有限公司，
类型：发明
国别省市：浙江,33