CN102653689B - 加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺 - Google Patents
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Abstract
加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，本发明属于热交换领域，特别涉及加压移动床煤气化即鲁奇加压气化的煤气余热回收工艺。现行加压移动床煤气余热回收，采用废热锅炉将煤气余热回收为低压蒸汽，不能作为原料水蒸汽使用，增加了煤气化成本。本发明采用由喷淋洗涤冷却器(2)、高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、换热器(49)、分离器(29)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、蒸汽轮机(27)、小循环热水泵(46)及管路构成的加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，优化了余热回收工艺，在得到更多中压水蒸汽的同时，进一步增加了焦油等高附加值产品，更多的降低了加压移动床煤气化成本。
Description
技术领域
本发明于热交换领域，特别涉及加压移动床气化工艺即鲁奇加压气化的，煤气余热回收的工艺技术装置流程。
背景技术
众所周知，煤制化学合成产品，如H2、NH3、CH4、CH3OH、油等等，采用加压移动床进行煤气化，不仅具有单位粗煤气氧气耗量最低的优点，而且还具有可以采用相对廉价的高水份、高灰份的各种原料煤的优点。
然而，由于加压移动床炉内的煤炭气化时的最高温度，必须低于或等于入炉原料煤的灰熔点温度。有的原料煤灰熔点在1200℃，有的原料煤灰熔点则可达到1500℃。由于煤气化的主要反应是C+H2O=CO+H2，强吸热反应，其化学反应平衡常数与反应温度成正比，即气化温度越高，平衡常数越大，生成物越多，蒸汽分解率越高，蒸汽利用率越高，煤气化成本就越低。目前设计3.0MPa压力的碎煤移动床加压气化工艺，蒸汽分解率通常在20～40％。
当采用水份高达40％，灰熔点在1200℃的褐煤、长焰煤为原料时，用于煤气化反应C+H2O=CO+H2和CO变换反应CO+H2O=CO2+H2的水蒸汽分解率，仅为炉底入炉总水汽量的30％多，若再加上褐煤在气化炉中干燥段蒸发出来水蒸汽，则总的蒸汽分解率仅为20％左右。由此导致出炉煤气中的水汽高达55％左右。
当采用低水份、高灰熔点贫瘦煤、洗精煤等煤为原料时，虽然用于C+H2O=CO+H2和CO+H2O=CO2+H2的气化蒸汽分解率可达近40％。由于当煤气化温度低于700℃，不仅化学反应受动力学控制，化学反应速率低，平衡常数低，蒸汽分解率低，和原料煤在炉内干燥层水蒸发少、干馏层中干馏产物少，热量消耗少，从而使出炉煤气的温度高达600℃以上。为防止护炉顶的加煤装置等设备被高温损坏，还经常采取向炉内喷水来降低出炉煤气温度。
再则，即使采用白煤、贫瘦煤为原料，由于气化压力远比常压气化高得多，干馏产物中还是有一定数量的焦油和粉尘。所以在煤气的余热回收、或冷却前，都必须向煤气喷水，进行初步的除尘冷却，以大幅降低煤气中的焦油和粉尘，使煤气具有100％的湿度条件。否则，煤气中的焦油就会附着在流程下游的废锅等换热设备表面，严重降低换热效果。因此，3.0MPa的碎煤移动床加压气化工艺煤气出炉后，无论是否回收煤气余热，都必须首先用水对高温煤气进行喷淋冷却、洗涤，使煤气温度降到喷水后的的露点温度200℃左右，其湿煤气中的水汽含量也达到50％以上，再进行余热的回收或直接冷却。
现行的加压移动床煤气余热的回收装置如附图1和化学工业出版社《合成气工艺技术与设计手册》2002年第一版139页所示，是采用废热锅炉将压力约3.0煤气中的余热转化为0.5MPa压力的低压饱和蒸汽。富含50～60％％左右饱和水蒸汽的高压煤气走管内，管外为被加热产生蒸汽的锅炉软水，其蒸汽通常用于其它工艺之需。由于这种低压蒸汽产量很大，几乎达到与入炉蒸汽总量相当的数量，由于压力太低，不可能再作为煤气化用的原料水蒸汽，利用价值低，从而大大增加了煤气及其产品成本。
如采用加压移动床气化工艺，以贫廋煤、洗精煤为原料生产合成氨粗煤气。吨氨除耗用气化炉夹套蒸汽800kg外，还需额外提供3.8MPa，400℃中压蒸汽1600kg，氧气520Nm3、原料标煤1300kg；产生煤气污水2700kg，同时吨氨煤气余热回收0.5MPa低压饱和蒸汽2300kg，吨氨耗用软水总量达5吨。以每吨中压蒸汽100元、吨氨仅外供蒸汽成本就达160元，年产30万吨合成氨厂，每年增加蒸汽成本4800万元。
如采用加压移动床气化工艺，以水份含量约40％的褐煤为原料生产合成天然气。每1000标方天然气产品耗用除夹套蒸汽约1000kg外，还需外供3.8MPa，400℃中压蒸汽达2000kg，氧气480Nm3、热值13.44MJ(3210千卡)原料褐煤4000kg，产生煤气污水3000kg左右，同时每1000标方天然气的煤气余热，回收0.5MPa低压饱和蒸汽2500kg，耗用软水总量达6吨。以每吨中压蒸汽100元、每1000标方天然气外供蒸汽成本达200元，年产10亿立方米的天然气厂，每年增加蒸汽成本2亿元。
鉴于现行碎煤移动床加压气化工艺的缺陷，201120031648.7号专利申请中提出如下改进内容：
1.煤气余热回收装置，其特征在于，煤气余热回收装置由高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、洗涤水提汽塔(41)、分离器(29)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、蒸汽轮机(27)及管路构成。
2.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，高压传质传热设备(34)顶部与湿煤气出口管线(6)连接、上部筒体与循环水进口管线(24)连接、下部筒体与湿煤气进口管线(3)连接和无氧高温循环热水管线(25)连接。
3.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，低压传质传热设备(14)顶部与低压富氧蒸汽管线(15)连接、上部筒体与低压高温循环水管线(32)连接、下部筒体与氧气管线(13)和富氧低温循环水管线(21)连接。
4.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，脱氧塔(19)顶部与提氧气管线(20)连接、上部筒体与富氧低温循环热水管线(21)连接、底部与贫氧低温循环热水管线(22)连接、下部筒体与无氧气体管线(18)连接。
5.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，洗涤水提汽塔(41)顶部与洗涤水气提蒸汽管线(42)连接、上部筒体与高温洗涤水管线(40)连接、下部筒体与无氧气提剂管线(43)连接、底部与排向焦油回收工序的煤气水管线(45)连接。
6.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，加压机(16)设置在低压富氧水蒸汽管线(15)和高压富氧水蒸汽管线(17)之间；循环热水加压泵(23)设置在贫氧低温循环热水管线(22)和加压后的贫氧低温循环热水管线(24)之间；动力回收装置(31)设置无氧高温循环热水管线(30)和低压高温循环水管线(32)之间。
7.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，分离器(29)设置在无氧高温循环热水管线(25)和无氧高温循环热水管线(30)之间。
8.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、洗涤水提汽塔(41)、分离器(29)为垂直筛板塔、或浮阀塔、或旋流板、或波纹板塔、或泡罩塔、或填料塔、或空塔结构。
9.根据权利要求1所述的煤气余热回收装置，其特征在于，加压机(16)为螺杆压缩机、或轴流压缩机、或离心压缩机、或活塞压缩机、或其它增压机。
采用上述发明内容，加压移动床气化工艺，以含水40％的高水份褐煤、或洗精煤、或其它煤为原料生产天然气等产品时，可减少75％的外供蒸汽消耗，减少60％的造气污水处理量。
但由于上述专利申请，在洗涤水提汽塔(41)内采用气提工艺，直接从富含焦油的洗涤水中气提水蒸汽，或多或少的焦油等油类产品会被气提进入气相；另外，喷淋洗涤冷却器煤气(2)，采用原简单的单段文氏喷射循环洗涤，其焦油类、酚、烃等物质分离净化度不高，从而会增加此类物质通过循环水气提系统进入气提蒸汽，鉴于上述两项原因，均会减少高附加值的焦、油类等产品的产量收得率。为此，本案提出以下改进措施：
发明内容
1.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，由高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、洗涤水提汽塔(41)、分离器(29)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、蒸汽轮机(27)及管路构成，其特征在于，加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺由喷淋洗涤冷却器(2)、换热器(49)、小循环热水泵(46)、高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、洗涤水提汽塔(41)、分离器(29)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、蒸汽轮机(27)及管路，构成加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺系统。
2.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，由小循环热水泵进口管线(50)、小循环热水泵(46)、换热器进水管线(51)、换热器(49)、换热器出水管线(52)、脱氧塔(19)组成小循环热水气提水蒸汽系统，将外排洗涤水中的热量回收为在脱氧塔(19)内部上段的提汽段(48)气提水蒸汽的热量。
3.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，换热器(49)采用间壁结构。
4.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，脱氧塔(19)内的上部的提汽段(48)采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
5.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，喷淋洗涤冷却器(2)内设置气液逆流洗涤段(47)采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
在采用201120031648.7号专利申请的基础上，再采用以上发明，除原专利申请所述的优点外，还具有具有以下积极效果：
通过换热器(46)从外排的高温洗涤煤气水(40)中获得的热量，在提汽段(48)转化入塔气提介质二氧化碳(18)中的水蒸汽，避免了直接从洗涤水中提取水蒸汽带来的焦油等高附加值产品的损失。
用在脱氧塔(19)内提取氧气后的含氧湿二氧化碳气体，直接升入脱氧塔(19)内的提汽段(48)，具有充分利用二氧化碳和氧气不凝气降低气相水蒸汽分压，更多提取小循环热水中的水蒸汽的作用，其提取的水蒸汽量将比直接从洗涤水中提取高30％以上。
由于含氧湿二氧化碳气体进入提汽段(48)前，其中氧气含量小于10％，加之小循环热水量不及主循环热水10％，所以溶入小循环水中的氧气损失量，将小于脱氧塔回收氧气量的1％。
外排的高温洗涤煤气水(40)压力高，且最终进入常压油水分离工序，其在换热器内(49)的流速可以设计在10m／s，以上，从而将大大减少污物沉积和传热热阻，数倍提高传热对数平均温差，进而大幅减少换热面积和设备投资。
喷淋洗涤冷却器(2)内的上部，设置气液逆流洗涤段(47)，并采用喷淋洗涤冷却补充水管线(35)送来的，焦油、酚含量比循环洗涤水少得多的，主循环热水作为逆流洗涤段的洗涤用水，不仅减少进入高压传质传热设备(34)的湿煤气中的焦油、酚、氨、尘含量，进而减少进入气化剂中的焦油、酚、氨、尘含量，还将增加具有高附加值的焦油、酚、氨产量。
日产400万立方米天然气的生产线，每年节约外供蒸汽300万吨，减少造气污水300万吨，降低污水处理成本1500万元。
加压移动床气化工艺，洗精煤为原料生产合成氨。采用发明型回收煤气余热时，可减少80％的外供蒸汽消耗，减少75％的造气污水处理量。年产30万吨合成氨厂，每年节约外供蒸汽52万吨减少造气污水75万吨。
南非的萨索尔公司的97台鲁奇加压气化炉炉，即通常俗称的鲁奇加压气化炉，年耗用4300万吨长焰煤，年产750万吨燃油，若其煤气余热回收采用本工艺，每小时可减少外供蒸汽2000吨，全年可节约标煤250万吨，减排二氧化碳500万吨，每年减少煤气污水2400万吨，每年降低成本2亿美元。
未来全球1000余台鲁奇加压气化炉的煤气余热回收采用本发明，将具有10倍的南非萨索尔公司的节能、环保和经济效益。
本发明在利用压气化工艺的低氧耗和可用任意原料煤的基础上，成功解决了蒸汽利用率低、煤气污水量巨大、水资源耗量大的难题，为中国和全世界的新一代的，以煤为原料制油和天然气等等煤气化化工产业，提供了关键的技术支撑。
本发明还可用于恩德炉煤气余热回收，常压移动床富氧煤造气的煤气余热回收和流化床煤气化的煤气余热回收。
附图说明
附图1，现行的移动床加压气化煤气余热回收装置示意图。
附图2，采用间壁式换热方式提高循环温热水的煤气余热回收装置示意图。
附图3，201120031648.7号实用新型专利申请所述的煤气余热回收装置示意图。
附图4，本发明所述的加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺示意图
图中：
1来自煤气炉的热煤气管线；
2煤气喷淋洗涤冷凝器；
3洗涤冷却后的煤气管线；
4废热锅炉下部的气液分离段；
5回收热量的废热锅炉；
5a回收热量的间壁换热器；
6被回收热量，温度降低后的煤气管线；
7加入废热锅炉的软水管线；
8废热锅炉回收热量输出低压蒸汽的管线；
9煤气冷凝水管线；
10循环水泵；
11加压后的循环水进入煤气喷淋洗涤冷凝器的管线；
12洗涤煤气后的高温洗涤水管线；
13来自制氧装置的氧气、或富氧空气、或氮气、或CO2气体管线；
14采用气液直接接触的逆流低压传质传热设备，作用是将热水中的热量转化为氧气、或富氧空气、或氮气、或CO2中的蒸汽；
15低压富氧水蒸汽管线；
16加压机，作用是将蒸汽氧气混合气体加到能够进入煤气炉的压力；
17高压富氧水蒸汽管线，管内是加压后的蒸汽氧气混合气体；
18无氧气体，二氧化碳、或氮气管线；
19脱氧塔，作用是气提分离热水中溶解、夹带的氧气；
20提氧气管线，管内是气提了热水中的氧气的气体是无氧气(N2、CO2等)、水蒸汽、氧气三者的混合气体；
21的富氧低温循环热水管线；
22贫氧低温循环热水管线；
23循环热水加压泵；
24加压后的贫氧低温循环热水管线；
25收热量煤气中的热量温度升高后的，无氧高温循环热水管线；
26动力蒸汽管线；
27汽轮机，作用是为加压机提供械能的，小型的动力也可以采用电机；
28汽轮机乏汽管线，管内蒸汽去蒸汽冷凝装置；
29分离器，作用是除去热水中的尘粒、胶体、杂物微粒；
30除去杂物的无氧高温循环热水管线；
31动力回收装置；
32低压高温循环水管线；
33动力补偿电机(也可以为其它动力机械设备)；
34采用气液直接接触的高压传质传热设备；
35喷淋洗涤冷却补充水管线；
36来自夹套、或锅炉、或二者混合共用的蒸汽管线；
37来自制氧装置的氧气管线；
38气化炉；
39合格气化剂管线；
40外排的高温洗涤煤气水管线；
41洗涤水提汽塔；
42输送洗涤水气提蒸汽的管线；
43输送无氧气提剂CO2、或氮气的管线；
44补充脱除焦油等油类后的含酚煤气水管线；
45含焦油煤气水排向焦油回收工序的管线；
46小循环热水泵；
47喷淋洗涤冷却器内上部增设的逆流洗涤段；
48脱氧塔内上部增设的提汽段；
49换热器；
50小循环热水泵进口管线；
51换热器进水管线；
52换热器出水管线。
A、B、N，分别为去第A套气化炉、第B套气化炉、第N套气化炉的高压富氧水蒸汽管线；
a、b、n分别为来自第A套气化炉、第B套气化炉、第N套气化炉的湿煤气管线。
具体实施方式
下面以低位热值13.44MJ／kg，含水40％的高水份，灰熔点1200℃的褐煤为原料，采用碎煤移动床加压气化工艺，日产400万方天然气的工程能力为例，说明应用本发明回收煤气余热的具体实施方式的主要参数：
湿煤气总量：142万Nm3／h；温度230℃；水蒸汽含量55％；压力3.0MPa。
氧气总量：80000Nm3／h；压力1.6MPa。
CO2总量：15000Nm3／h；压力1.6MPa。
静止设备：高压传质传热设备1套；低压传质传热设备1套。
含提汽段的脱氧塔1套；分离器1套；换热器1套；含逆流洗涤段的喷淋洗涤冷却器一套。
转动设备：动力回收涡轮机1套；循环热水泵2套；小循环热水泵1套；。
蒸汽透平驱动的加压机1套。
动力消耗：3.82MPa，435℃动力蒸汽200t／h。
10KV动力电源900kw。
回收蒸汽：～500t／h。
Claims (4)
1.加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，由喷淋洗涤冷却器(2)、换热器(49)、小循环热水泵(46)、高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、脱氧塔(19)、分离器(29)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、蒸汽轮机(27)及管路，构成加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺系统；
由小循环热水泵进口管线(50)、小循环热水泵(46)、换热器进水管线(51)、换热器(49)、换热器出水管线(52)、脱氧塔(19)依次连接，组成小循环热水气提水蒸汽系统，将外排洗涤水(40)中的热量回收为在脱氧塔(19)内部上段的提汽段(48)气提水蒸汽的热量。
2.根据权利要求1所述的加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，换热器(49)采用间壁结构。
3.根据权利要求1所述的加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，脱氧塔(19)内的上部的提汽段(48)采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
4.根据权利要求1所述的加压移动床煤气化未分解蒸汽循环利用工艺，其特征在于，喷淋洗涤冷却器(2)内设置气液逆流洗涤段(47)采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
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