CN102897711B - 一种co变换方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种CO变换方法，该方法包括以下各项改进步骤中的至少一项，同时合成气经第一水分离器(2)分离冷凝液后，不再产生作为配气的物流：使来自煤气化工段的合成气在送入废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，第一物流不经任何处理，直接作为配气，而第二物流被送入废热锅炉(1)；使来自煤气化工段的合成气在送入废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，第一物流不经废热锅炉(1)，而由侧线通过，第一物流与经过废热锅炉(1)的第二物流混合后进入第一水分离器(2)；以及，在变换炉(4)后增加废热锅炉(3’)，以使从变换炉(4)出口排出的气体物流经过废热锅炉(3’)与界外中压水蒸气换热之后，再进入入口/出口气换热器(3)与变换炉(4)入口合成气进行换热。

Description

一种CO变换方法
技术领域
本发明涉及一种CO变换方法，特别涉及一种用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换方法。
背景技术
CO变换工艺(方法)广泛应用在合成氨装置和制氢装置上，属于净化工艺的一个主要部分，其工艺位置设置在气化工序之后，根据选用的催化剂是否耐硫，分为耐硫变换和非耐硫变换两种工艺；按照催化剂的使用温度，分为中温变换和低温变换。不同的变换工艺主要体现在变换反应段数、反应温度、热量回收方式三方面的变化，这主要取决于变换催化剂的性能，工业生产采用的制气原料、制气工艺、后续净化工艺等因素。
Texaco(德士古)煤气化技术也称为水煤浆气化技术，是由美国Texaco公司在重油气化的基础上开发出的第二代煤气化技术，属于加压气流床气化工艺。Texaco水煤浆气化过程包括煤浆制备、煤浆气化、灰水处理和CO变换等工序。Texaco水煤浆气化工艺产生的工艺气中CO含量较高，同时含有大量水蒸汽。
目前，以煤为原料的Texaco水煤浆气化过程中的余热回收工艺如图1所示：
来自气化工段的合成气经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，进入废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽送往管网；降温后的合成气经第一水分离器2分离冷凝液后，分为三股：一股作为配气，不经过变换炉由CO浓度调节阀调节，另一股经入口/出口气换热器3预热进入变换炉4，第三股气作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度。与配气混合后的变换气进入低压锅炉水加热器5，再送到低压废热锅炉6产生饱和蒸汽。变换气再依次经第二水分离器7中压锅炉水加热器8中压锅炉给水加热。最后变换气经脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃左右或更低，然后进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至净化工段。
可以看出，在现有的与Texaco水煤浆气化工艺配套的CO变换单元中，是在变换炉4后先连接低压锅炉水加热器5再连接低压废热锅炉6再连接第二水分离器7，因此主要发生1-2MPa中压蒸汽和0.3-0.5MPa低压蒸汽，其中的低压蒸汽因品位低而难以被有效利用，基本上作为废气排放；另外，由于上述工艺使Texaco煤气化工艺中产生的全部合成气都通过废热锅炉1，这将导致控制废热锅炉1发生蒸汽的负荷增加，从而进入变换炉4的水气比的范围也相对不稳定。通常地，进入变换炉4的水气比的范围是0.6-1.2，优选0.6-0.9。过低水气比会使得变换炉的温度过低，增加了催化剂发生垮温现象的几率，从而引起CO转化率过低；而过高水气比会使得变换炉的温度过高且床层阻力加大，将致使变换炉内催化剂的寿命降低。
发明内容
因此，本发明的目的在于提供一种与Texaco水煤浆气化工艺配套的CO变换工艺，以尽可能地改善上述进入变换炉的水气比的范围相对不稳定、变换炉内催化剂的寿命低、催化剂容易发生垮温现象、工艺稳定性差的缺点。
为了解决上述问题，本申请的发明人进行了深入细致的研究，并且主要从三方面着手进行研究：第一方面，将来自煤气化工段的合成气首先经过煤气水分离器除去水，然后分为二股，其中一股不再降温，而是作为配气与经过变换反应的合成气混合后送入锅炉5’，另一股流经第一废热锅炉1产生1-2MPa的中压饱和蒸汽；第二方面，将来自其它煤气化工段的合成气在流经第一废热锅炉1之前，将其再分流，使得一股从侧线通过，不进入第一废热锅炉1，并且与经过第一废热锅炉1的另一股汇合之后进入水分离器；第三方面，在换热器3前增设第二废热锅炉3’，可提高界外蒸汽的品质。而且，相应地设置中压锅炉、第二水分离器和中压锅炉水加热器的相互位置，即，使变换炉之后先连接中压锅炉，再通过第二水分离器连接中压锅炉水第一加热器，这样，可以充分利用CO变换工艺流程中不同位置的各种品质热源，减少低压蒸汽的产生，彻底回收变换热量。
由此，本发明提供了一种CO变换方法，其包括选自以下各项改进步骤中的至少一项，同时合成气经第一水分离器(2)分离冷凝液后，不再产生作为配气的物流：
a.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，其中，所述第一物流不经任何处理，直接作为配气，而所述第二物流被送入第一废热锅炉(1)；
b.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，并且第一物流不经第一废热锅炉(1)，而由侧线通过，第一物流与经过第一废热锅炉(1)的第二物流混合后进入第一水分离器(2)；以及
c.在变换炉(4)后增加第二废热锅炉(3’)，以使从变换炉(4)出口排出的气体物流经过第二废热锅炉(3’)与界外中压水蒸气换热之后，再进入入口/出口气换热器(3)与变换炉(4)入口合成气进行换热。
经过上述改进的CO变换方法，能够使得进入变换炉的水气比的可调范围更宽，水气比控制精度(灵敏度)提高，并且C、H比波动范围变窄。
附图说明
图1为现有技术的与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图2为本发明实施例1中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图3为本发明实施例2中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图4为本发明实施例3中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图5为本发明实施例4中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图6为本发明实施例5中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图7为本发明实施例6中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
图8为本发明实施例7中用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺流程示意图。
其中：1，第一废热锅炉；2，第一水分离器；3，入口/出口气换热器；3’，第二废热锅炉；4，变换炉；5，低压锅炉水加热器；6，低压废热锅炉；7第二水分离器；8，中压锅炉水加热器；9，脱盐水加热器；10，变换气水冷器；11，洗氨塔；5’，锅炉；7，第二水分离器；8’，中压锅炉水第一加热器；8”，中压锅炉水第二加热器；
具体实施方式
以下结合附图详细叙述本发明的具体实施方式。
在本文中，术语“中压”是指1-2MPa的压力，而术语“低压”是指小于1MPa的压力。另外需要说明的是，本发明所称的压力均为表压。
在本文中，术语“配气”是指用来调整变换炉出口气体组分配比的气体。
在本文中，所述第一物流、第二物流、第三物流、第四物流等中的序号“第一、第二、第三、第四等”均没有固定对应物流的含义，只是为了描述一个完整技术方案的需要而对于分流之后的物流进行区分而给出的物流编号而已。
尽管在本文中都是针对于来自Texaco(德士古)煤气化技术的合成气来描述本发明的CO变换工艺，但是实际上只要本发明可适用于组成、压力、初始温度、流速等类似于来自Texaco(德士古)煤气化技术的合成气的并且含有CO和水的来自其它工艺的合成气。通常，来自Texaco(德士古)煤气化技术的合成气的组成包括：一氧化碳、二氧化碳、氢气、水蒸汽；蒸汽压力根据用户所需蒸汽压力的而定；流速7m/s左右。
如上所述，在现有技术的与Texaco煤气化技术配套的CO变换工艺中，通常将来自气化工段的合成气经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，将其全部引入到废热锅炉中，这样将导致控制废热锅炉发生蒸汽的负荷增加，从而进入变换炉的水气比的范围也相对不稳定。
为了克服上述缺陷，本发明提供了一种用于与煤气化技术、尤其是与Texaco煤气化技术配套的改进CO变换方法，所述方法包括选自以下各项改进步骤中的至少一项，同时合成气经第一水分离器(2)分离冷凝液后，不再产生作为配气的物流：
a.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，其中，所述第一物流不经任何处理，直接作为配气，而所述第二物流被送入第一废热锅炉(1)；
b.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，并且第一物流不经第一废热锅炉(1)，而由侧线通过，第一物流与经过第一废热锅炉(1)的第二物流混合后进入第一水分离器(2)；以及
c.在变换炉(4)后增加第二废热锅炉(3’)，以使从变换炉(4)出口排出的气体物流经过第二废热锅炉(3’)与界外中压水蒸气换热之后，再进入入口/出口气换热器(3)与变换炉(4)入口合成气进行换热。
本领域技术人员应当明白，除本发明的改进步骤之外，本发明的CO变换工艺，同样包括现有技术中的一个或多个其它步骤，例如：合成气经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，即，第三物流和第四物流，其中第三物流经入口/出口气换热器3预热之后进入变换炉4，而第四物流作为激冷气进入变换炉4中部，以调节控制变换炉4下段床层温度；使从变换炉4出口排出的合成气和未进入变换炉4的物流在入口/出口气换热器3中进行换热的步骤；将被降温的变换气经脱盐水加热器9和变换气水冷器10降至40℃以下，然后，进入洗氨塔11洗掉氨气，然后送至下一步净化工段；等等。
此外，在现有技术中，变换气经过第二水分离器7之后，被降温的变换气经过中压锅炉水加热器8。在本发明的改进工艺中，所述变换气先经第二水分离器7分离除去冷凝液，再经中压锅炉水第一加热器8’预热锅炉水，同时，变换气被降温，然后，将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1中，所述被降温的变换气继续经过中压锅炉水第二加热器8”，以加热中压锅炉水第二加热器8”中的锅炉水。经加热的所述中压锅炉水第二加热器8”中的锅炉水可以被送往甲醇合成工序。
根据某些优选的实施方案，本发明所述合成气的初始温度为200-300℃，优选为220-260℃，更优选为230-250℃，表压约为6.2MPa的合成气；所述从变换炉4出口排出的合成气的温度为400-500℃；所述低压蒸汽为小于1MPa(＜1MPa)的蒸汽，中压蒸汽为1-2MPa(1MPa≦x≦2MPa)的蒸汽。
根据某些优选的实施方案，所述界外中压水蒸气的表压约为2.5MPa，温度在250℃-300℃；所述从变换炉4出口排出的合成气与所述界外中压水蒸气换热后温度降至350-400℃。
根据某些优选的实施方案，本工艺利用的合成气可以来自其它水煤浆气化技术的气化工段，只要该合成气的组成、温度和压力等类似于来自Texaco气化工段的合成气即可。比如，根据某些优选的实施方案，本发明所使用的合成气的体积组成为：CO：22-30％，CO2：12-18％，H2：19-26％，H2O：34-42％，合成气的初始温度为200-300℃，优选为220-260℃，更优选为230-250℃，合成气的表压约为6.2MPa。
下面，详细描述本发明的改进步骤a、b、c以及它们的结合。
改进的步骤a
在本发明的步骤a是：使来自煤气化工段的合成气先经过煤气水分离器除去水，以使合成气达到通常CO变换所需要的水气比，再将合成气分为第一物流和第二物流，其中，所述第一物流不经任何处理，直接作为配气，所述第二物流被送入第一废热锅炉1，将锅炉水加热以产生1-2MPa中压饱和蒸汽。同时，取消了现有技术中合成气经第一水分离器2分离冷凝液后作为配气产生的物流。
在本发明使用的改进步骤a中，本发明采用将来自气化工段的合成气经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，仅将其一部分进入废热锅炉，而另一部分则不经过废热锅炉，直接作为配气，因此仍然保持了进来时的合成气的温度和压力。在附图2中体现为分成两股，其中一股作为配气，不经过第一废热锅炉1，而另一股则进入第一废热锅炉1，经降温后产生1-2MPa的中压蒸汽。留作配气的合成气与经过变换炉出来的气体合并可以产生1-2MPa的中压蒸汽。而现有技术(图1)中，由于来自气化工段的合成气是全部经过第一废热锅炉1并且经过第一水分离器2之后被分成一部分作为配气，因此配气的压力相比于本发明的配气压力低。
在本发明的改进步骤a中，在来自气化工段的合成气经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，作为配气不进入废热锅炉的部分占全部合成气的体积根据催化剂活性的不同选择不同的比例，配气的比例随催化剂活性的降低而增大，只要进入合成工段的气体优先满足工艺需求，其次满足废热锅炉产生的蒸汽量的要求即可。但是，根据最初的设计要求，规定催化剂活性为100％时，最优分流比控制在0.1～0.3的范围内。在此，分流比表示为所述配气与来自煤气化工段的合成气体积比。用于将合成气分流的手段没有特别限制，采用本领域通常使用的分流手段即可，例如可以使用阀门进行分流即可。值得指出的是，将合成气分为第一物流和第二物流之后，并不产生任何组成上的变化。
在步骤a中产生作为配气的第一物流与来自入口/出口气换热器3的经换热之后的物流混合，或直接与来自变换炉4的出口物流混合。在此，入口/出口气换热器3起到进一步控制来自第一水分离器2的物流和/或来自变换炉4的出口物流的温度的作用。
步骤a中产生的第二物流经过第一水分离器2分离除去冷凝液，再分为第三物流和第四物流，其中，第三物流进入变换炉4入口，可以任选地先经过入口/出口气换热器3进行温度调节；第四物流直接进入变换炉4中部，以调节控制变换炉4下段床层温度；第三物流和第四物流在变换炉4内发生变换反应后形成气体物流，并从变换炉4的出口排出。
从变换炉4出口排出的气体物流任选经过入口/出口气换热器3进行温度调节之后，与作为配气的第一物流混合，形成变换气，进入锅炉5’。由于在本发明中，此处可以产生中压饱和蒸汽，因此可以将此产生的中压饱和蒸汽送入其它工序加以利用，例如送入空分汽化器、甲醇分离塔再沸器、甲醇精馏再沸器等，因此体现了本发明的废热利用的优点。
所述变换气先经第二水分离器7分离除去冷凝液，再经中压锅炉水第一加热器8’预热锅炉水，同时，变换气被降温，然后，将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1中，被步骤a中所述的第二物流加热以产生1-2MPa中压饱和蒸汽。
将降温之后的变换气可以进一步降温并且净化。例如，可以依次经过第二加热器8”、脱盐水加热器9和变换气水冷器10，使温度降至40℃以下。然后，进入洗氨塔11洗掉氨气，然后送至下一步净化工段。
因此，与现有技术相比，可以在本发明的CO变换工艺的设备系统中，在变换炉4后连接锅炉5’再通过第二水分离器7连接中压锅炉水第一加热器8’。这样的设备系统可以更充分地利用CO变化工艺中的热量。而且，在来自煤气化工艺的合成气在进入废热锅炉之前首先被分流，使得一部分不经过废热锅炉而直接作用配气，而仅使其余部分进入废热锅炉的设置，可以有效地改善进入变换炉的气流中的水气比的稳定性，从而使得CO的转化率和变换炉内的催化剂寿命稳定。例如，经本发明的改进步骤a改进之后，进入CO变换炉中的水气比可调范围从现有技术中的0.6-0.8增大到了0.6-1。
改进的步骤b
在本发明的改进的步骤b中，使来自煤气化工段的合成气先经过煤气水分离器除去水，以使合成气达到通常CO变换所需要的水气比，然后使合成气在送入第一废热锅炉1之前被分为第一物流和第二物流，并且第一物流不经第一废热锅炉1，而由侧线通过，第一物流与经过第一废热锅炉1的第二物流混合后进入第一水分离器2。同时，取消了现有技术中合成气经第一水分离器2分离冷凝液后作为配气产生的物流。
在改进的步骤b中，第一物流与第二物流的分流的比例没有特殊限制，通常地，满足大于0的分流比即可。但是，根据最初的设计要求，规定催化剂活性为100％时，最优分流比控制在0.1～0.3的范围内。在此，分流比被规定为经过侧线的物流与来自煤气化工段的合成气体积的体积比。
经本发明的改进步骤b改进之后，进入CO变换炉中的水气比可调范围变大，从现有技术中的0.6-0.8增大到了0.6-0.95，水气比的控制精度(灵敏度)增高，而且C、H比波动范围变小。
为了使得进入CO变换炉中的水气比更稳定，本发明人还在改进的步骤a和步骤b进行结合，结果发现进入变换炉的水气比的可调范围进一步扩大，从0.6-0.8变大至0.6-1.2，而且水气比控制精度(灵敏度)进一步提高，C、H比波动范围变化不大。
在改进的步骤a和步骤b进行结合的情况下，来自煤气化工段的合成气先经过煤气水分离器除去水，以使合成气达到通常CO变换所需要的水气比，然后先分成两股，其中一股直接作为配气，而另一股进一步被分成两股，其中的一股从不经第一废热锅炉1，而由侧线通过，另一股经过第一废热锅炉1，并且与由侧线通过那股物流混合后进入第一水分离器2。
在改进的步骤a和步骤b进行结合的一个实施方案的中，在所述作为配气的第一物流的体积占所述来自煤气化工段的合成气的体积的比例可以为40-60％。
改进的步骤c
本发明的改进步骤c的改进在于：在变换炉4后增加第二废热锅炉3’，以使从变换炉4出口排出的气体物流经过第二废热锅炉3’与界外中压水蒸气换热之后，再进入入口/出口气换热器3与变换炉4入口合成气进行换热。同时取消了现有技术中合成气经第一水分离器2分离冷凝液后作为配气产生的物流。增设第二废热锅炉3’可提高界外蒸汽的品质。
尽管，试验显示，在单独经过步骤c的改进之后，水气比控制精度(灵敏度)与现有技术相当，没有显著改进，但是C、H比波动范围明显减小，而且进入变换炉的水气比的可调范围也相比于现有技术有适当的改进。但是，在发明人将改进的步骤a和b分别与步骤c组合之后，即，在包含步骤a和c的实施方案中，包含步骤b和c的实施方案中，以及在包含步骤a、b和c的实施方案中，经试验显示，水气比控制精度(灵敏度)有了显著的提高，而且C、H比波动范围也得到了显著的改进。
下面，将通过实施例，更详细地描述本发明，但是这些实施例并不是用于限制本发明的范围，本发明的范围应当由权利要求书限定。
对比例1
如图1所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，进入第二废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽送往管网；降温后在约215℃的合成气经第一水分离器2分离冷凝液后，分为三股：一股(第一物流)作为配气，并且其占合成气总体积的30％，不经过变换炉由CO浓度调节阀调节，另一股(第二物流)占合成气总体积的25％，经入口/出口气换热器3预热进入变换炉4，第三股(第三物流)作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度。合成气(第二流股与第三流股的混合气体)经过变换反应的合成气(第二物流与第三物流的混合)与变换炉入口合成气(第二物流)在入口/出口气换热器3换热降温后，再与配气(第一物流)混合，混合后的合成气(第一物流、第二流股与第三流股的混合)进入低压锅炉水加热器5，再送到低压废热锅炉6产生饱和蒸汽。变换气再依次经第二水分离器7中压锅炉水加热器8中压锅炉给水加热。最后变换气经脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃左右或更低，然后进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至净化工段。
以下区别点均为与对比例1的区别。
实施例1
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图2所示的配气(第一物流)。
如图2所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为配气，配气分流占合成气的体积比为20％；另一股(第二物流)经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；第二物流经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第三物流和第四物流，其中第三物流和第四物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第三物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，进入变换炉4；第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
经过变换反应的合成气(第三物流和第四物流混合)与变换炉入口合成气(第三物流)在入口/出口气换热器3换热降温后，再与配气(第一物流)混合，混合后的变换气(约300℃)中CO含量为19～21％(体积百分比)，然后进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽，经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例2
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图3所示的侧线(第一物流)。
如图3所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为侧线，侧线分流占合成气的体积比为10％；另一股(第二物流)经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；第一物流与第二物流混合后，经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第三物流和第四物流，其中第三物流和第四物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第三物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，进入变换炉4；第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
经过变换反应的合成气(第三物流和第四物流混合)进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽，经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例3
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图4所示的的第二废热锅炉3'。
如图4所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器分离出微小颗粒粉尘及少量冷凝液后，经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；物流经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第三物流和第四物流，其中第三物流和第四物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第三物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，进入变换炉4；第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
锅炉3’为从变换炉4出口排出的合成气和界外中压水蒸气进行换热的废热锅炉；由于从变换炉4出口排出的合成气的温度约为450℃，因此可以作为界外中压水蒸气(约2.5MPa，250℃-300℃)的过热介质。经过换热后，合成气(第三流股与第四流股)的温度降至350-400℃，使其再进入入口/出口气换热器3与变换炉4入口合成气(第三物流)进行换热，仍可保证第三物流加热至250℃；合成气(第三物流和第四物流混合)进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽，经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例4
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图5所示的的配气(第一物流)与侧线(第三物流)。
如图5所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为配气，配气分流占合成气的体积比为20％；另一股(第二物流)分为两股物流，即，第三物流和第四物流，第三物流则作为侧线，第四物流经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；第三物流与第四物流混合后，经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第五物流和第六物流，其中第五物流和第六物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第五物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，进入变换炉4；第六物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
经过变换反应的合成气(第五物流和第六物流混合)与变换炉入口合成气(第五物流)在入口/出口气换热器3换热降温后，再与配气(第一物流)混合，混合后的变换气(约300℃)中CO含量为19～21％(体积百分比)，然后进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽，经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例5
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图6所示的配气(第一物流)与锅炉3'。
如图6所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为配气，配气分流占合成气的体积比为20％；另一股(第二物流)经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；第二物流经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第三物流和第四物流，其中第三物流和第四物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第三物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，进入变换炉4；第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
从变换炉4出口排出的合成气(第三物流与第四物流的混合气)的温度约为450℃，流股经过第二废热锅炉3’，将界外中压水蒸气(约2.5MPa，250℃-300℃)进行预热，经过换热后，合成气(第三物流与第四物流的混合气)的温度降至350-400℃，使其再进入入口/出口气换热器3与变换炉4入口合成气(第三物流)进行换热，仍可保证合成气(第三物流)加热至250℃。合成气(第三物流与第四物流的混合气)然后进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽，经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例6
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图7所示的侧线(第一物流)与锅炉3'。
如图7所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为侧线，侧线分流占合成气的体积比为20％，另一股(第二物流)经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网；第一物流与第二物流混合后，经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第三物流和第四物流，其中第三物流和第四物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第三物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，再进入变换炉4，气体在变换炉4中发生变换反应后，第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。
合成气(第三物流与第四物流的混合气)再进入入口/出口气换热器3与变换炉4入口合成气(第三物流)进行换热，然后进入锅炉5’使其产生0.3MPa过热蒸汽(过热蒸汽被送往管网)；经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为2.0MPa中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净化工段。
实施例7
区别点：取消了对比例1中的配气(第一物流)，增加了图8所示的配气(第一物流)、侧线(第三物流)与锅炉3'。
如图8所示，来自Texaco气化工段的合成气(约240℃，表压6.2MPa，(整个变换单元没有经过减压，压力保持表压6.2MPa左右))经煤气水分离器后分为两股，即，第一物流和第二物流，一股(第一物流)不经过降温，而是作为配气，配气分流占合成气的体积比为20％，另一股(第二物流)分为两股物流，即，第三物流和第四物流，第三物流则作为侧线，第三物流与第四物流的分流比为1:7，第四物流经第一废热锅炉1产生1-2MPa饱和蒸汽，饱和蒸汽被送往管网。
第三物流与第四物流混合后，经第一水分离器2分离冷凝液后再分为两股，分流比为0.65:0.35，即，第五物流和第六物流，其中第五物流和第六物流的温度均约为215℃，压力约为6.2MPa。其中第五物流经入口/出口气换热器3预热至约250℃，再进入变换炉4，第四物流作为激冷气进入变换炉中部，以调节控制变换炉下段床层温度不超过约450℃，气体在变换炉4中发生变换反应后，从变换炉4的出口排出。气体在变换炉4中发生变换反应后，先在第二废热锅炉3’中与界外水蒸气换热，以提高界外水蒸气的品质，然后与第一物流在入口/出口气换热器3出口混合，混合后的气体(约300℃)中CO含量为19～21％(体积百分比)。
合成气(第五物流与第六物流的混合气)再进入入口/出口气换热器3与变换炉4入口合成气(第五物流)进行换热，与配气(第一物流)混合后，然后进入锅炉5'使其产生0.3MPa过热蒸汽(饱和蒸汽被送往管网)；经第二水分离器7和中压锅炉水第一加热器8’加热锅炉水，同时，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉1以变为2.0MPa中压蒸汽。
最后，合成气经中压锅炉水第二加热器8”将给水泵送来的锅炉水加热，变换气然后进入脱盐水加热器9变换气水冷器10降至40℃或更低再进入洗氨塔11下部，经过洗涤水洗掉变换气中的氨气后，送至下一步净
化工段。
需要指出的是，本领域的技术人员在实施本发明时，可以根据实施的具体要求在1-2MPa范围内调整中压蒸汽的压力，如1.0MPa，1.15MPa，1.27MPa，1.88MPa，或2.0MPa。
其中
水气比的计算方法：(P水/Z)/(P-P水)，其中
P：第一废热锅炉1出口煤气的压力
P水：第一废热锅炉1饱和蒸汽压力P水
Z：P水对应的水蒸气的压缩因子Z(查表)
氢碳比的计算方法：n(H2)/(n(CO)+n(CO2)，其中n(H2)、n(CO)、n(CO2)可以通过净化后变换气组分在线分析仪表读出。
由上表1可见，本发明的CO变换工艺通过控制第一废热锅炉1的气体量占总气量(经过煤气水分离器除去水后的来自Texaco气化工段的合成气)，可以更有效的调节第一废热锅炉1发生蒸汽的压力，进而控制其出口合成气的温度(约215℃)，从而稳定的控制进入变换炉合成气的水气比，以使其保持在0.6-1.2。
概而言之，本发明至少还具有如下几方面的优点：
1.根据变换单元各段的高位能和低位能余热，分别在不同位置设置了余热回收设备，从而尽可能地回收热量。
2.本发明通过调节废热锅炉的产气压力，发生1-2MPa蒸汽的同时，还可有效控制进入变换炉的合成气的水气比；由于采用了配气的调节手段，增加了变换炉温度的操作弹性，提高了水气比控制的精度，这对保护和延长变换炉内催化剂的寿命具有重要意义。
3.本发明将从变换炉出口排出的合成气与未进入变换炉的合成气进行换热，充分利用了进行变换反应后的温度的升高，将进入变换炉的合成气进行了预热，避免了因进入变换炉内的气体温度过低，造成催化剂不能发挥效果(垮温现象)，降低了出现“垮温现象”的几率，延长了催化剂的使用寿命，利于本工艺的稳定运行。
4.由于过低的水气比会使得变换炉的温度过低，从而引起CO转化率过低；过高的水气比使得变换炉的温度过高且床层阻力加大，致使催化剂寿命降低，因此，本发明的CO变换工艺通过稳定控制水气比确保了变换炉的稳定运行。
5.本发明可以采用侧线(例如，不经过第一废热锅炉1，直接进入水分离器2)分流流量比例的调节手段，水气比可调范围变大，水气比的控制精度增高，变换炉的进口温度可控性增强，有利于提高CO转化率。
6.本发明充分保持了原有的工艺设计指标，利用了现有的工艺设备和公用工程设施和条件，减少工程投资的同时降低装置能耗，提高总体能效。
7.本发明特别适合Texaco气化工段产生的合成气的CO浓度高、富含水蒸汽的特点，能充分利用Texaco煤气化工艺流程不同位置的各种品质热源，最大程度地减少了低压蒸汽的产生，充分回收了变换单元高品位热量，提高系统的能量效率。
工业可适用性
本发明特别适用于在工业是与Texaco煤气化技术配套使用。

Claims (11)

1.一种用于与煤气化技术配套的改进CO变换方法，所述方法包括：使变换炉(4)之后先连接锅炉(5’)，再通过第二水分离器(7)连接中压锅炉水第一加热器(8’)，以及以下各项改进步骤中的至少一项，同时合成气经第一水分离器(2)分离冷凝液后，不再产生作为配气的物流：
a.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，其中，所述第一物流直接作为配气，而所述第二物流被送入第一废热锅炉(1)；
b.使来自煤气化工段的合成气在送入第一废热锅炉(1)之前被分为第一物流和第二物流，并且第一物流不经第一废热锅炉(1)，而由侧线通过，第一物流与经过第一废热锅炉(1)的第二物流混合后进入第一水分离器(2)；以及
c.在变换炉(4)后增加第二废热锅炉(3’)，以使从变换炉(4)出口排出的气体物流经过第二废热锅炉(3’)与界外中压水蒸气换热之后，再进入入口/出口气换热器(3)与变换炉(4)入口合成气进行换热。
2.根据权利要求1所述的CO变换方法，所述方法还包括：在使用步骤a的情况下，使从变换炉(4)出口排出的气体物流与所述配气混合，形成变换气，进入锅炉(5’)。
3.根据权利要求1所述的CO变换方法，所述步骤a中所述配气占来自煤气化工段的合成气体积的0.1～0.3。
4.根据权利要求1所述的CO变换方法，所述步骤b中经过侧线的物流占来自煤气化工段的合成气体积的0.1～0.3。
5.根据权利要求1所述的CO变换方法，所述方法还包括：
使从变换炉(4)出口排出的合成气和未进入变换炉(4)的物流在入口/出口气换热器(3)中进行换热。
6.根据权利要求1所述的CO变换方法，所述方法还包括：
合成气经第一水分离器(2)分离冷凝液后再分为两股，即，第三物流和第四物流，其中第三物流经入口/出口气换热器(3)预热之后进入变换炉(4)，而第四物流作为激冷气进入变换炉(4)中部，以调节控制变换炉(4)下段床层温度。
7.根据权利要求1的CO变换方法，其中进入变换炉(4)的物流的水气的体积比被控制在0.6-1.2。
8.根据权利要求2所述的CO变换方法，其中所述方法还包括：
从所述第二水分离器(7)出来的被降温的变换气经过中压锅炉水第一加热器(8’)，变换气被降温，然后将被预热的锅炉水送至第一废热锅炉(1)以变为中压蒸汽。
9.根据权利要求2所述的CO变换方法，其中所述方法还包括：
变换气经过中压锅炉水第一加热器(8’)加热锅炉水后，合成气经中压锅炉水第二加热器(8”)将给水泵送来的锅炉水加热。
10.根据权利要求2所述的CO变换方法，其中所述方法还包括：
将被降温的变换气经脱盐水加热器(9)和变换气水冷器(10)降至40℃以下，然后，进入洗氨塔(11)洗掉氨气，然后送至下一步净化工段。
11.根据权利要求1-10中任意一项的CO变换方法，所述合成气来自Texaco气化工段，所述CO变换方法是用于与Texaco煤气化技术配套的CO变换方法。
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