一种CO变换低温热利用方法及使用该方法的CO变换工艺

摘要

本发明涉及到一种CO变换低温热利用的方法及使用该方法的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：来自脱盐水冷却器的凝液经凝液泵增压后进入汽提凝液换热器，与来自汽提一级分离器、汽提二级分离器和汽提三级分离器的液相换热，汽提一级、二级和三级分离器液相冷却后进入汽提塔；经过换热后的凝液进入变换气换热器与来自变换4#气液分离器的低温变换气换热，凝液变为饱和蒸汽，低温变换气冷却℃；饱和蒸汽进入排污换热器，与来自蒸汽发生器的排污水进行换热；饱和蒸汽过热后，排污水从冷却；过热蒸汽送至蒸汽透平发电，在蒸汽透平内等熵膨胀；出蒸汽透平的蒸汽进入脱盐水冷却器中，与脱盐水换热后送至所述凝液泵。

说明书

技术领域

本发明涉及CO变换装置，具体指一种CO变换低温热利用方法及使用该方法的CO变换工艺。

背景技术

现有工业化的CO变换工艺流程中低温热(160℃～60℃)都没有进行合理有效的集成和匹配利用，绝大部分低温热直接利用循环水或空冷器进行冷却以满足下游工艺操作参数要求。随着装置规模的大型化，满足工艺操作要求需要水冷器或空冷器的规格较大，而且需要消耗大量循环水或电能，导致装置运营成本、占地面积和能耗居高不下等缺点。

CN103420757公开了《一种CO变换的余热回收方法》，变换气经1#变换炉、中压废锅、2#变换炉、锅炉水预热器、3#变换炉，低压废锅回收热量后，再进入低温甲醇洗再沸器、脱盐水预热器回收反应余热后最后经过变换气冷却器冷却至≤40℃，进入下一工序。此流程的主要缺点是一方面CO换热网络与低温甲醇洗单元进行偶联，工艺流程比较复杂，两者之间的影响波动性较大；另一方面没有合理利用各个等级的蒸汽发生器排污水的热量。

发明内容

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CO变换低温热利用方法，从而达到节能降耗的目的。

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节能效果好的CO变换工艺。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该CO变换低温热利用方法，其特征在于包括下述步骤：

来自脱盐水冷却器的温度为35～45℃的凝液经凝液泵增压至0.2～0.4MPaG后进入汽提凝液换热器，与来自汽提一级分离器、汽提二级分离器和汽提三级分离器的液相换热至60～80℃，汽提一级、二级和三级分离器液相从100～120℃冷却至30～50℃进入汽提塔；

经过换热后的凝液进入变换气换热器与来自变换4#气液分离器温度为150～160℃的低温变换气换热，凝液变为饱和蒸汽，低温变换气冷却至100～120℃；

饱和蒸汽进入排污换热器，与来自蒸汽发生器的排污水进行换热；饱和蒸汽过热至130～140℃，排污水从145～160℃冷却至120～140℃；

过热蒸汽送至蒸汽透平发电，在蒸汽透平内等熵膨胀至0.1～0.2MPaG；出蒸汽透平的蒸汽进入脱盐水冷却器中，与脱盐水换热至35～45℃后送至所述凝液泵。

使用上述CO变换低温热利用的方法的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

来自气化单元的230～250℃、6～7MPaG的粗合成气分为两路，一路为变换气，另一路为非变换气，变换气与非变换气比例根据下游工艺装置需求进行分配；

其中变换气经1#中低压蒸汽发生器换热、变换1#气液分离器气液分离后，再经变换炉进气加热器/中压蒸汽过热器加热至250～300℃，送入脱毒槽，脱除变换气中含有的灰尘等杂质。

脱毒后的粗合成气进入变换炉进行CO变换反应，得到温度为420～440℃高温变换气；出口气中CO干基含量为4～6％；

离开变换炉的高温变换气先进入变换炉进气加热器/中压蒸汽过热器中预热粗合成气，过热来自中压蒸汽发生器产生的3.0～3.2MPaG等级的饱和蒸汽，然后依次进入中压蒸汽发生器副产中压蒸汽、2#中低压蒸汽发生器副产中低压蒸汽；

另一路非变换气进入3#中低压蒸汽发生器换热至200～240℃，然后进入变换2#气液分离器进行气液分离，分离冷凝液后的非变换气与来自2#中低压蒸汽发生器的变换气进行混合得到混合气；

混合气进入低压蒸汽发生器副产低压蒸汽后温度降至160～190℃，然后进入变换3#气液分离器；分离冷凝液后的混合气进入锅炉水预热器换热后，进入变换4#气液分离器进行气液分离，然后进入变换气换热器换热至100～120℃后进入变换5#气液分离器气液分离；分液后的变换气依次经变换气水冷器冷却至35～45℃后，再进入变换6#气液分离器进行气液分离，分液后的变换气送至酸性气体脱除单元；

从变换1#气液分离器、变换2#气液分离器、变换3#气液分离器和变换4#气液分离器分离出来的冷凝液一并送入气化单元重复利用；从变换5#气液分离器和变换6#气液分离器分离出来的冷凝液混合后经热进料/侧线气换热器和热进料/净化凝液换热器换热后进入汽提塔；汽提分离出的凝液与汽提凝液换热器换热后进入汽提塔；

自汽提塔顶部出来的酸性气体送至硫回收单元；从塔底出来的变换净化凝液经热进料/净化凝液换热器换热后经变换净化凝液泵送至气化单元回收利用；从汽提塔中部抽出的含氨侧线气换热后进入汽提一级分离器、二级分离器和三级分离器，分离出的富氨气进入下游装置，分离出的凝液进入所述汽提凝液换热器；

各个蒸汽发生器的连续排污和间断排污所产生的污水先进入排污分离器回收低压蒸汽低品位潜热后，污水进入排污换热器换热至120～140℃后再经过空冷和水冷方式冷却至40℃进入循环水系统；

来自脱盐水冷却器的温度为35～45℃的凝液经凝液泵增压至0.2～0.4MPaG后进入汽提凝液换热器，与来自汽提一级分离器、汽提二级分离器和汽提三级分离器的液相换热至60～80℃，汽提一级、二级和三级分离器液相从100～120℃冷却至30～50℃进入汽提塔；

与来自汽提一级分离器、汽提二级分离器和汽提三级分离器的液相换热至60～80℃经过换热后的凝液进入变换气换热器与来自变换4#气液分离器的温度为150～160℃的低温变换气换热，凝液变为饱和蒸汽，低温变换气冷却至100～120℃；

饱和蒸汽进入排污换热器，与来自变换单元的蒸汽发生器的排污水进行换热；饱和蒸汽过热至130～140℃，排污水从145～160℃冷却至120～140℃；

过热蒸汽送至蒸汽透平发电，在蒸汽透平内等熵膨胀至0.1～0.2MPaG；出蒸汽透平的蒸汽进入脱盐水冷却器中，与脱盐水换热至35～45℃后送至所述凝液泵，完成闭路循环。

优选所述气体分离器有三级；

从汽提塔中部抽出的含氨侧线气首先进入热进料/侧线气换热器冷却至120～140℃后，进入汽提一级分离器，分离出的气相经2#侧线气/脱盐水换热器冷却至100～120℃后，进入汽提二级分离器，分离出的气相再经侧线气水冷器冷却至40～60℃后，进入汽提三级分离器，汽提三级分离器顶部分离出的富氨气进入下游装置；汽提一级分离器、汽提二级分离器和汽提三级分离器分离出的凝液并流后进入所述汽提凝液换热器。

与现有技术相比，本发明经凝液泵增压后的凝液，逐级换热至过热蒸汽，过热蒸汽进入蒸汽透平进行等熵膨胀发电，流程简单，装置投资低而且节省大量循环水，并可对外进行做功或发电，能量回收效果比较好，而且生产中操作弹性好，节省了运营成本和占地；并且本发明蒸汽发电或做功过程为闭路循环过程，降低了凝液的损耗，提高了低温热利用效率。

本发明中的CO变换工艺，可以根据汽提凝液、低温变换气和蒸汽发生器排污的负荷改变凝液泵和蒸汽透平的负荷，增加了CO变换单元的操作弹性，优化了换热网络，节省了操作成本。

本发明中的低温热利用方法除了适用于CO变换单元外，还可用于其它类似温位的工艺装置中。

附图说明

图1为本发明实施例1的示意图；

图2为本发明实施例2的示意图。

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，经凝液泵P-101增压后凝液，首先与汽提凝液换热器E-102换热至60～80℃。汽提系统液相从100～120℃冷却至30～50℃左右，低温热被全部取走。经过换热后的凝液再与低温变换气换热，使其变为饱和蒸汽，低温变换气从150～160℃冷却至100～120℃左右。饱和蒸汽最后与变换单元的蒸汽发生器的排污水进行换热，使其过热至130～140℃，蒸汽发生器排污从145～160℃冷却至120～140℃。过热后的蒸汽进入蒸汽透平C-101。在蒸汽透平内等熵膨胀至0.1～0.2MPaG，以煤制360万吨/年甲醇规模作为计算基准，输出功率为530kW/h，最后经脱盐水却器E-101冷却到40℃进入凝液泵P-101。此过程为闭路循环过程，凝液损耗量较少，相比优化前的工艺流程可以节省135t/h循环水左右，而且可以对外做功或发电，节能降耗效果显著。

实施例2

来自气化单元的240℃、6.3MPaG粗合成气进入变换单元后分为两路，一路为变换气，另一路为非变换气，变换气与非变换气比例根据下游工艺装置需求进行配气。

变换气经1#中低压蒸汽发生器2换热、变换1#气液分离器3气液分离后，再经变换炉进气加热器/中压蒸汽过热器4加热至250～300℃，送入脱毒槽5，脱除变换气中含有的灰尘等杂质。脱毒后的粗合成气进入变换炉6进行CO变换反应，得到温度为420～440℃的高温变换气。离开变换炉6的高温变换气先经变换炉进气加热器/中压蒸汽过热器4过热来自本单元中压蒸汽发生器7产生的3.0～3.2MPa(G)等级的饱和蒸汽并预热粗合成气，然后依次进入中压蒸汽发生器7副产中压蒸汽，2#中低压蒸汽发生器8副产中低压蒸汽，换热出来的变换气再与非变换气混合。

另一股非变换气进入3#中低压蒸汽发生器1换热后温度降至200～240℃，然后进入变换2#气液分离器17进行气液分离，分离冷凝液后的非变换气与变换气进行混合。

配气混合后的变换气经低压蒸汽发生器9副产低压蒸汽后温度降至160～190℃，然后进入变换3#气液分离器11。分离冷凝液后的变换气进入锅炉水预热器12换热后，混合进入变换4#气液分离器13气液分离，再经变换气换热器E-103换热后进入变换5#气液分离器14气液分离。分液后的变换气依次经变换气水冷器15冷却至35～45℃后，再进入变换6#气液分离器16进行气液分离，分离后的变换气送至酸性气体脱除单元。

从变换1#气液分离器3、变换2#气液分离器17、变换3#气液分离器11和变换4#气液分离器13分离出来的冷凝液一起送入气化单元重复利用。从变换5#气液分离器和变换6#气液分离器分离出来的冷凝液混合后经热进料/侧线气换热器19和热进料/净化凝液换热器26换热后进入汽提塔18。汽提一/二/三级分离器冷凝液与汽提凝液换热器E-102换热后进入汽提塔18。

自冷凝液汽提塔18顶部出来的酸性气体送至硫回收单元。从塔底出来的变换净化凝液经热进料/净化凝液换热器26换热后经泵送至气化单元回收利用。从塔中部抽出的含氨侧线气经热进料/侧线气换热器19冷却至120～140℃后进入汽提一级分离器20，分离出的气相经2#侧线气/脱盐水换热器21冷却至100～120℃后进入汽提二级分离器22，分离出的气相再经侧线气水冷器23冷却至40～60℃后进入汽提三级分离器24，其顶部分离出的富氨气进入下游装置。

各个蒸汽发生器的连续排污和间断排污的污水先进入排污分离器10回收低压蒸汽低位能潜热后，凝液进入排污换热器E-104换热至合适温度后进入循环水系统。

蒸汽透平C-101出口冷凝液先经过脱盐水冷却器E-101冷却至35～45℃后进入凝液泵P-101，加压至0.2～0.4MPaG先后与汽提凝液换热器E-102，变换气换热器E-103，排污换热器E-104换热至130～140℃进入蒸汽透平C-101，完成闭路循环。