CN104531245B - 一种垃圾生物质燃气的增氢方法及其装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及生物质燃气增氢领域，特别涉及一种垃圾生物质燃气的增氢方法及其装置。垃圾生物质燃气的增氢方法，包括以下步骤：将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合，得到饱和燃气；饱和燃气中的CO和H2O反应，生成H2和CO2，得到增氢的燃气；增氢的燃气降温后排出即为甲烷化的原料气。增氢方法的装置包括混合器、增氢炉、除氧水预热器、汽包。该增氢方法是将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合得到饱和燃气，饱和燃气中的一氧化碳与饱和蒸汽中的水反应，生成氢气和二氧化碳，来增加燃气中的氢气含量，增氢的燃气降温后即可作为甲烷化的原料气。该方法简单，成本低，无废气产生，安全无污染。该设备简单易行，极大的降低了生产成本。
Description
技术领域
本发明涉及生物质燃气增氢(H2)领域，具体而言，涉及一种垃圾生物质燃气的增氢方法及其装置。
背景技术
生活垃圾、秸秆、枝桠柴等统称为垃圾生物质。垃圾生物质通过卧式气化炉可制得热值约5000kcal/m3的燃气，该燃气含CO2约22％，脱去CO2后燃气热值约6200kcal/m3。国家标准规定天然气热值应＞7500kcal/m3。热值6200kcal/m3的燃气不能并入城市天然气管网，也不能供加气站给汽车加气。这就需要采用甲烷化将其燃气热值提高到＞7500kcal/m3。甲烷化工艺要求原料气组分中的H2：CO比为3:1，但生物质燃气经脱氧工序，燃气中的O与H2生成H2O排出，燃气中基本不含H2或者H2极少，CO含量却高达40％，所以必须增H2，否则无法甲烷化。
增H2的原理是：向燃气中加入水蒸气，在设定压力、温度及催化剂条件下发生CO+H2O→H2+CO2变换反应，使燃气组分中的CO减少，H2增加。这种增H2技术也叫CO变换技术。现有变换技术有：煤制天然气变换技术、煤制甲醇变换技术、合成氨变换技术等，其设备投资都很大，其中：
(1)煤制天然气变换及其甲烷化，是要将煤气中的部分CO变换成H2，使H2：CO比达3：1，然后在甲烷化合成塔中进行如下反应：3H2+CO→CH4+H2O，经干燥将H2O排掉，煤制天然气CH4含量达94-96％。我国已批准建设的煤制天然气项目，变换及其甲烷化部分的投资没有低于100亿元的，其中变换增H2部分的投资约占40％。我国煤制天然气变换及其甲烷化为引进技术，共3种：①英国戴维甲烷化技术(CRG)、②丹麦托普索甲烷化技术(TREMPTM)、③德国齐鲁甲烷化技术(Lurgi)。国内设计院只能在引进工艺包基础上进行工程化，不能改变其工艺包参数。
(2)合成氨项目吨/氨投资视原料不同(煤、天然气、焦炉煤气)，通常为0.3万元-0.4万元/吨氨，年产30万t合成氨项目，投资10亿元左右，其中变换技术设备的投资占很大比例。合成氨的变换属于深度变换，因为CO对合成氨催化剂有毒害作用，所以，要求合成气中CO和CO2体积分数小于10×10-6，其中，出变换炉的变换气CO体积分数应＜0.4％，这不能少于三级变换，1套变换增H2设备约28台，所以投资很大。
(3)煤制甲醇项目规模，通常不小于年产甲醇20万t，投资不小于8-9亿元，其核心是变换及其甲烷化设备(国家发改委文件规定年产小于100万t甲醇的项目不批)。
以上现有变换技术的设备投资很大，不适用于垃圾生物质制燃气项目，因此，现有变换技术无法套用到垃圾生物质制燃气项目上。我国区县城区日产出生活垃圾通常≤300t/d，这种规模的垃圾制气项目总投资约1500万元，其变换增H2及其甲烷化设备工程应＜400万元，其中，增H2设备工程应＜150万元。若投资过大，项目财务内部收益率(IRR)和财务净现值(NPV)不可行。
有鉴于此，特提出本发明。
发明内容
针对现有煤制天然气变换技术、煤制甲醇变换技术、合成氨变换技术，反应热不是在一个内循环系统中循环，而是输送至锅炉生产过热蒸汽，过热蒸汽输送至蒸汽轮机发电，流程复杂，投资大；本发明提供了一种垃圾生物质燃气的增氢方法，该方法是将垃圾生物质制得的燃气，置于一个内循环系统中实现增H2，流程简单，投资大大缩减。
本发明还提供了一种实施所述的垃圾生物质燃气的增H2方法的装置，该装置具有如下特点：流程简单，投资小。按气化垃圾300t/d(12.5t/h)，产出热值＞7500kcal/Nm3生物质燃气1250Nm3/h，增H2及其甲烷化设备≤50吨，其中增H2设备≤20吨，非常经济。
为了实现本发明的上述目的，特采用以下技术方案：
一种垃圾生物质燃气的增氢方法，包括以下步骤：
(a)、将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合，得到饱和燃气；
(b)、所述饱和燃气中的CO和H2O反应，生成H2和CO2，得到增氢的燃气；
(c)、将所述增氢的燃气降温后排出即为甲烷化的原料气。
本发明提供的一种垃圾生物质燃气的增氢方法，是将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合得到饱和燃气，饱和燃气中的CO与H2O反应生成H2与CO2，来增加燃气中的氢气含量，得到的增氢的燃气降温后即可作为甲烷化的原料气。该方法简单，成本低，无废气产生，安全无污染。
优选地，步骤(a)中饱和蒸汽的能量来源于步骤(b)反应所释放的热量。通过热量回收，节约能源。
为了进一步回收热量，优选地，步骤(a)中饱和蒸汽的能量还来源于步骤(c)中增氢的燃气降温释放的热量。
进一步地，释放的热量通过气液交换进行回收，液体得到的热量用于生产饱和蒸汽；
所述液体优选为除氧水；生产饱和蒸汽的水为脱盐水。
经验证，本发明回收步骤(b)和步骤(c)的热量而形成循环，其中，步骤(b)在增H2炉内发生CO+H2O→H2+CO2反应，此为放热反应，反应热通过增H2炉内列管中的除氧水吸收转移至汽包，用于生产饱和蒸汽；另外，步骤(c)中的增氢的燃气降温产生的热量也经除氧水转移至汽包。汽包产生的饱和蒸汽与燃气混合，使燃气成为含有大量水蒸气的饱和燃气并送增H2炉进行增H2反应，反应热如上循环往复。该内循环系统无需外来热能，也不对外输出热能，靠系统自身反应热进行循环完成增H2。很好的解决了现有煤制天然气变换技术、煤制甲醇变换技术、合成氨变换技术中，反应热不是在一个内循环系统中循环，而是输送至锅炉生产过热蒸汽，过热蒸汽输送至蒸汽轮机发电，流程复杂，投资大的缺陷。
为了使燃气中的CO与H2O发生充分的反应，优选地，在步骤(a)中，所述燃气与所述饱和蒸汽的体积比为1:0.2-0.6。
优选地，在步骤(b)中，CO和H2O反应的压力小于3.65MPa，优选为2.0-2.5MPa。
现有煤制天然气变换、煤制甲醇变换、合成氨变换的压力，同一变换工程既有高压(＞6.0MPa)，也有中压(3.0-4.0MPa)和低压(＜2.0MPa)。本发明中增H2系统的工作压力只能＜3.65MPa，不能≥3.65MPa。这既是工艺所必须，又使流程简单化。工艺所必须是指：卧式气化炉产出的垃圾生物质燃气含C2-C4烷烃约14％，该烷烃的临界压力与临界温度如表1所示。
表1不同烷烃的临界压力与临界温度
| C2：如:乙烷C2H6 | C3：如:丙烷C3H8 | C4：如:异丁烷C4H10 | |
| 临界压力 | 4.87MPa | 4.25MPa | 3.65MPa |
| 临界温度 | 32.2℃ | 96.8℃ | 135℃ |
由表1可知，温度＜32.2℃、压力≥4.87MPa时，乙烷将变成液体排掉；温度＜96.8℃、压力≥4.25MPa时，丙烷将变成液体排掉；温度＜135℃、压力≥3.65MPa时异丁烷将变成液体排掉，而增H2炉排出的变换气经除氧水预热器换热后，温度可＜C2-C4烷烃的临界温度，如果系统内压力≥3.65MPa，异丁烷将变为液体排掉，如果系统内压力≥4.87MPa，包括乙烷在内的所有C2-C4烷烃，会全部变为液体排掉。生物质燃气中14％的烷烃的热值约3000kcal/Nm3，绝不能让其损失掉。所以，本发明增H2系统工作压力必须＜3.65MPa，更优选为2.0-2.5MPa。现有煤制天然气变换、煤制甲醇变换、合成氨变换的燃气组分中无C2-C4烷烃，变换压力可不受3.65MPa限制，操作流程也因此而复杂。
2.0MPa下饱和蒸汽温度212.417℃，增氢炉内的变换反应温度应比饱和蒸汽温度高30-50℃，以防催化剂被液态水粉化。优选地，在步骤(b)中，CO和H2O反应所用催化剂为CO变换催化剂；优选为EB-6系列中压耐硫变换催化剂，反应温度在180-480℃之间，优选为242-250℃之间。
本发明还提供了实施所述的增氢方法的装置，包括：
混合器：用于将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合；
增氢炉：用于使CO和H2O发生反应；
除氧水预热器：用于增氢的燃气降温；
汽包：用于提供饱和蒸汽。
该设备简单易行，极大的降低了生产成本。
优选地，所述增氢炉内设置有多组管道，管道与炉壁的管间空腔内设置有催化剂。增氢炉内设置的管道中通有除氧水，而管道与炉壁的管间空腔内设置有催化剂，使CO和H2O发生反应，同时反应释放的热量传递给管道中的除氧水，从而实现气液的热交换，除氧水携带热量供给汽包。
具体地，汽包内除氧水保持一定液位高度，汽包内压力2.1MPa，饱和蒸汽温度为214.9℃，即＞214.9℃水会汽化。从增H2炉列管排出的除氧水约223℃，进入汽包，使汽包内除氧水＞214.9℃，除氧水液面不断形成蒸汽，经汽包上部丝网除沫器分离，液滴落下，饱和蒸汽排出，去往混合器。
汽包内下部除氧水＜214.9℃，因而为液态，从汽包底部排出一部分进增H2炉列管进行循环。列管内压力通过阀门调至2.5MPa，此压力下饱和蒸汽温度为223.99℃，即＜223.99℃水为液态。控制列管内的除氧水约223℃，低于223.99℃，所以，从列管排出进入汽包的除氧水约90％为液体，10％为气体。
优选地，所述增氢炉内的管道与汽包连通。增H2炉设置为列管式等温增H2炉。增H2炉内装有多组列管，优选为3-5组列管，列管内走除氧水，列管与炉壁的管间腔内装有催化剂，饱和燃气进入该管间空腔，在相应的压力及相应温度和催化剂条件下，发生反应：CO+H2O→H2+CO2，即CO减少，H2增加，实现增H2目的。增H2反应产生的反应热，由列管中的除氧水吸收，移至汽包生产饱和蒸汽。增H2后的燃气称作变换气去往除氧水预热器。
优选地，所述除氧水预热器的管道与所述汽包连通。增H2炉排出的变换气达250℃，进除氧水预热器。除氧水由“界外”提供，在预热器内与变换气热交换，除氧水被加热，去往汽包供生产饱和蒸汽；此外，生产蒸汽的水先脱盐以减少设备结垢，脱盐水再除氧以减轻设备腐蚀。变换气热量传递给除氧水后，变换气降至约140℃从预热器排出，作为甲烷化的原料气。
此外，垃圾生物质制得的燃气，来自“界外”(例如脱氧塔或者换热器排出后)进入本发明增H2系统的混合器，进入混合器的燃气的温度约210℃(燃气脱氧为放热反应，脱氧后出脱氧塔的燃气的温度500--600℃，脱氧后燃气出脱氧塔后，进入换热器将进脱氧塔的燃气加热到200-250℃，脱氧后燃气将热量传递给进脱氧塔的燃气后，自身温度降低至≥210℃从换热器排出进混合器；或者气化炉排出的燃气经高温除尘和换热器降温至约210℃排出进混合器)。来自“界外”的燃气经压缩机加压至2.0MPa、温度约210℃进混合器。本发明增H2系统的汽包产出的饱和蒸汽2.1-2.5MPa也调低压力至2.0MPa送入混合器，其温度115-223℃。在混合器中，燃气与饱和蒸汽混合成为约含25％水蒸气的饱和燃气，其温度约215℃，排出混合器后去往增H2炉(此条件下水蒸汽分压为2.0MPa×0.25＝0.5MPa，此分压对应的水蒸汽饱和温度～158℃，而混合器中温度约215℃，因此水蒸汽不会冷凝，确保饱和燃气以气态进入增氢炉，防止变换催化剂遇到液态水而粉化)。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
(1)选用的CO和H2O反应的压力小于3.65MPa，更优选为2.0-2.5MPa，防止了燃气中的烷烃的损失掉，并且节约了程序；
(2)现有煤制天然气变换、煤制甲醇变换、合成氨变换，反应热输出到锅炉生产过热蒸汽，过热蒸汽送蒸汽轮机发电，热能输出，系统不是内循环，设备多，投资大。本发明提供的增H2方法是一个内循环系统，既无须外来热能，也不对外输出热能，靠系统自身产生的反应热完成增H2，热能不输出，设备少，投资小。为何会这样？因为卧式气化炉产出的垃圾生物质燃气不仅含C2-C4烷烃约14％(热值约3000kcal/Nm3)，而且含CH4约36％(热值约3000kcal/Nm3)，因而，变换及其甲烷化仅需再合成体积分数9％的CH4，燃气热值就可＞7500kcal/Nm3。体积分数9％即0.09m3CH4，其热值为765kcal，加：燃气中已有14％的C2-C4烷烃约3000kcal/Nm3，再加：燃气中已有36％的CH4约3000kcal/Nm3，热值共6765kcal/Nm3，而这0.09m3的CH4是由0.09m3的CO+0.27m3的H2合成的，即4个分子合成为1个分子(CO+3H2→CH4+H2O，H2O最终排掉)，燃气由1m3变成0.73m3(即变换前为0.36m3的CO，变换后变成了0.09m3的CH4，减少了0.27m3)，将6765kcal/Nm3÷73％＝9267kcal/Nm3，热值＞7500kcal/Nm3。而现有技术的变换及其甲烷化任务则不同：要求煤制天然气合成94-96％的CH4；要求煤制甲醇合成99.9％的CH4O(甲醇)；要求合成氨把水煤气中的CO全部变成H2(变换炉出口CO＜0.4％)。可见，现有技术变换及其甲烷化的任务，释放出的反应热很大，必须输出生产过热蒸汽并发电，流程复杂，投资很大。
(3)本工艺装置可小型化。气化垃圾300t/d(产出生物质燃气1250Nm3/h)，本发明提供的增H2系统及其甲烷化设备重量≤50吨，其中增H2设备≤20吨。现有变换技术与本工艺装置最有可比性的，是煤制天然气的变换及其甲烷化，都是使燃气提高到＞7500kcal/Nm3。我国已批复的煤制天然气项目，总投资没有低于100亿元的，其中变换部分约占40％。且系引进技术，国内设计院不能改变其工艺包参数，规模无法缩小。
鉴于煤制天然气变换及其甲烷化只有引进技术，且规模没法小，我国科技部立项国家863计划，对煤制天然气变换及其甲烷化的小型化进行攻关，2013年5月28日通过了该863计划的中试数据包验收(尚无示范工程)，但其设备工程的规模，仍“以亿元”论，因为其针对的是30万千瓦机组以上火电厂燃煤系统改成煤制天然气，供燃气轮机发电，所以变换及其甲烷化的投资须“以亿元”论。这比现有煤制天然气变换及其甲烷化投资“以百亿元”论，已经小型化100倍。然而，与本工艺装置比仍然没有可比性，因为本工艺装置的投资仅“以百万元”论，比国家863计划攻关科研项目的规模又小型化100倍。
(4)本发明提供的装置不仅小型化，而且单位投资较小。煤制天然气项目按年产天然气1亿Nm3/a的变换及其甲烷化投资约为3.7亿元，例如中国大唐集团公司内蒙古克什克腾旗项目，年产煤制天然气40亿Nm3，总投资约187.8亿元，每亿Nm3/a(12500Nm3/h)煤制天然气的单位投资约4.7亿元，其中变换及其甲烷化每亿Nm3/a约3.7亿元。合成氨项目每亿Nm3/a(12500Nm3/h)合成气，其变换部分(不含NH3合成设备)的投资约3.5亿元，变换系统设备须28台，而不像本工艺装置的4台。本发明提供的增H2系统及其甲烷化，按生物质燃气量1250Nm3/h，投资＜400万元，规模扩大10倍即燃气量12500Nm3/h(亿Nm3/a)，投资＜4000万元，与前述煤制天然气和合成氨变换及其甲烷化12500Nm3/h投资3.5-3.7亿元相比，本工艺装置单位投资仅是其1/9。
其中，a表示年。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式的技术方案，下面对具体实施方式描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1为本发明实施例提供的实施垃圾生物质燃气增H2方法的装置的示意图；
图2为本发明实施例提供的混合器的示意图；
图3为本发明实施例提供的增氢炉的示意图；
图4为本发明实施例提供的除氧水预热器的示意图；
图5为本发明实施例提供的汽包的示意图；
附图标记：
1、混合器；2、增氢炉；3、除氧水预热器；4、汽包；
混合器中：11、圆柱主体；12、蒸汽入口；13、燃气入口；14、饱和燃气出口；15、手孔；16、排污口；17、就地液位计；
增氢炉中：21、饱和燃气入口；22、变换气出口；23、除氧水进口；24、除氧水出口；251、热电偶接口；252、热电偶接口；
除氧水预热器中：31、变换气入口；32、变换气出口；33、除氧水入口；34、除氧水出口；35、放空口；36、排污口；37、管束；
汽包中：41、纯液态除氧水入口；42、汽液混合除氧水入口；43、饱和蒸汽出口；44、安全阀接口；45、除氧水出口；461、远传液位计上口；462、远传液位计下口；471、就地液位计上口；472、就地液位计下口；48、压力表接口；49、除沫装置。
具体实施方式
下面将结合附图对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
图1为本发明实施例提供的实施垃圾生物质燃气增H2方法的装置的示意图，包括：
混合器1：用于将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合；
增氢炉2：用于使CO和H2O发生反应；
除氧水预热器3：用于增氢的燃气降温；
汽包4：用于提供饱和蒸汽。
来自“界外”的燃气压力2.0MPa通入混合器1，将汽包4排出的饱和蒸汽压力降至2.0MPa后通入混合器1，在混合器1内，燃气与饱和蒸汽混合成为含有大量水蒸气的饱和燃气，去往增氢炉2；
其中，来自“界外”的生物质燃气的CO含量体积分数(V)约为36％，为了变换的目的，要把其中的27％CO变换成H2，9％继续为CO，则形成的气体中H2：CO比即为3:1。由于CO+H2O＝H2+CO2，所以，要把27％(V)的CO变换成H2，就得加入27％(V)的水蒸气(1个CO分子对应1个H2O分子)，所以饱和燃气约含25％的水(生物质燃气的CO含量36％不稳定，一会高一会低，其3/4变换为H2也不是某一固定数，而是大约为25％。由于加入水蒸气25％，水蒸气分压为2.0MPa×25％＝0.5MPa，而0.5MPa水蒸气的饱和温度约为158℃，而混合器中温度为215℃，所以可确保饱和燃气为气态)。此外，在燃气进入混合器前安装1台在线气体分析仪，它能显示生物质燃气中各组分的体积百分比，在变换气出增氢炉后装1台，操作员根据仪表显示调整相关数据。
饱和燃气进入增氢炉2的管间空腔，管间空腔装填有催化剂，在2.0MPa及其相应温度和催化剂条件下，发生CO+H2O→H2+CO2反应，实现增H2。管间空腔的温度控制，根据催化剂层热电偶的检测显示，保持温度不高于250℃(2.0MPa下饱和蒸汽温度212.417℃，反应温度应比饱和蒸汽温度高30-50℃，以防催化剂被液态水粉化)。增H2炉内列管中的除氧水被反应热加热至223℃移至汽包4。增H2炉排出增H2后的变换气约250℃，去往除氧水预热器3；
除氧水预热器3的变换气入口温度约250℃，除氧水被加热后，变换气降至124℃排出(即排出本增H2系统，去往甲烷化)；
预热器中的除氧水被加热后进汽包4，同时，来自增氢炉2列管约223℃的除氧水也进汽包4。汽包4压力2.1MPa，此压力下饱和蒸汽温度为214.9℃。从列管来的除氧水约223℃，它加热汽包中的除氧水并使之保持＞215℃(高于214.9℃)，使汽包中除氧水液面不断生成饱和蒸汽。该饱和蒸汽经汽包上部的丝网除沫器过滤，液滴落下，饱和蒸汽排出，去往混合器。
这四种装置构成内循环，循环往复，该内循环系统无需外来热能，也不对外输出热能，靠系统自身反应热进行循环完成增H2。很好的解决了现有煤制天然气变换技术、煤制甲醇变换技术、合成氨变换技术中，反应热不是在一个内循环系统中循环，而是输送至锅炉生产过热蒸汽，过热蒸汽输送至蒸汽轮机发电，流程复杂，投资大的缺陷。
以增H2后变换气1250Nm3/h为例，混合器、增H2炉、除氧水预热器、汽包的具体参数如下，但其尺寸并不是固定不变的，只要基本结构不变，任何尺寸的改变均在本发明的保护范围内。
混合器1的结构如图2所示：混合器为圆柱形，直径：600mm，上下封头之间的混合器高度1400mm，混合器立式安装，净重410kg，材料Q235，工作压力2.0MPa(此压力下饱和蒸汽温度212.417℃)，工作温度215℃(高于饱和蒸汽温度，饱和燃气为气态)。混合器设有：圆柱主体11，蒸汽入口12，燃气入口13，饱和燃气出口14，手孔15，排污口16，就地液位计17(上口，下口，磁性液位计各一个)。
圆柱主体11，DN600×10，L＝1400，材料为Q345R。上下两头焊接有封头。
蒸汽入口12，位于混合器上部，DN80，其中心线与上封头法兰面的距离为200mm。
燃气入口13，位于混合器上封头顶部，伸出封头180mm，DN80。
饱和燃气出口14，位于混合器上封头顶部，伸出封头250mm，DN80，其与燃气入口的中心线距离为210mm。
手孔15，DN150，位于混合器上部，其中心线在混合器上封头法兰面以下400mm。手孔用于检修。
排污口16，DN20，位于下封头的最底端。
就地液位计17，位于混合器下部，其上口17.1DN20，下口17.2DN20，上下口中心线距离500mm，上下口之间安装磁性液位计17.3。
增H2炉2的结构如图3所示：增H2炉为圆柱形，炉壳直径：1000mm，炉内设置4组列管，列管高度2500mm，增H2炉立式安装，净重5100kg，材料Q345B，工作压力2.0MPa，工作温度≤300℃。增H2炉设有：饱和燃气入口21，变换气出口22，除氧水进口23，除氧水出口24，热电偶接口251和252。
饱和燃气入口21，位于增H2炉顶端，DN100，PN40。
变换气出口22，位于增H2炉底端，DN100，PN40。
除氧水进口23，位于增H2炉下法兰，4个除氧水进口，均为DN100，分别接入增H2炉内4组列管。
除氧水出口24，位于增H2炉上法兰，4个除氧水出口，均为DN100，分别从增H2炉内4组列管接出。
热电偶接口251和252，一个位于上封头法兰面以下，另一个位于上下封头的中间，DN均为20，PN均为40。
增氢炉内填装的催化剂如表2所示。
表2催化剂的参数
除氧水预热器3的结构如图4所示：预热器为圆柱形，净重1785kg，其中不锈钢1635kg，工作压力2.1MPa，变换气入口温度250℃，出口温度124℃。该预热器立式安装，直径：500mm，高度：4705mm。预热器设有变换气入口31，变换气出口32，除氧水入口33，除氧水出口34，放空口35，排污口36，管束37。
变换气入口31，DN80，位于预热器上部的放空口35的下方，其中心线距离放空口35的底部为220mm。
变换气出口32，DN80，位于预热器下部，其中心线在管束37底端以上150mm。
除氧水入口33，DN32，位于预热器上封头顶端，伸出上封头顶面以上150mm。
除氧水出口34，DN32，位于预热器上封头顶端，伸出上封头顶面以上150mm，其与除氧水入口33之间的距离为200mm。
放空口35，DN20，位于预热器上部，其上平面与上封头底部的距离为120mm。
排污口36，DN20，位于预热器下封头的底端，其中心线在管束37底部以下320mm，排污口与预热器轴向中心线的距离为400mm。
管束37，由8组U形管组成，总高3110mm，安装于预热器上下封头之间。
汽包4的结构如图5所示：汽包为圆柱形，净重725kg，材料Q235，最高工作压力2.548MPa，最高工作温度223℃。汽包为立式安装，直径：600mm，高度：3045mm。汽包设有来自预热器的纯液态除氧水入口41，来自增H2炉列管223℃的汽液混合除氧水(约90％为液体，约10％为气体)入口42，饱和蒸汽出口43，安全阀接口44，除氧水出口45，远传液位计上口461、远传液位计下口462，就地液位计上口471、就地液位计下口472，压力表接口48，除沫装置49。
纯液态除氧水入口41，DN20，位于汽包的下部，伸出汽包外150mm，其中心线在汽包下封头上平面以上100mm。
汽液混合除氧水入口42，DN50，位于汽包中间，伸出汽包外150mm，其中心线在纯液态除氧水入口中心线以上1400mm。
饱和蒸汽出口43，DN40，位于汽包上封头的顶端，伸出上封头外150mm，其轴向中心线与安全阀接口44的轴向中心线之间为200mm，与压力表接口48的轴向中心线之间也是200mm。
安全阀接口44，DN25，位于汽包上封头的顶端，伸出上封头外150mm，其轴向中心线与饱和蒸汽出口43的轴向中心线之间为200mm。
除氧水出口45，DN50，位于汽包下封头的最底端，伸出下封头以下150mm。作用：汽包中的除氧水通过远程液位计显示和就地液位计显示得到观察，保持一定的液位，其上液位不断生成饱和蒸汽，而汽包下半部的除氧水温度略低，从除氧水出口45排出一部分，输入增H2炉的列管，以吸收增H2反应热移至汽包。
远传液位计上口461、远传液位计下口462，均为DN80，伸出汽包外150mm，位于汽包下部。上下口中心线间距为2000mm。控制室根据远程液位计显示的水位给汽包加除氧水。
就地液位计上口471、就地液位计下口472，均为DN20，伸出汽包外150mm，位于汽包下部。上下口中心线间距为2000mm。现场人员根据就地液位计显示的水位(包括停电，控制室远程液位计不能显示等)，知道汽包中除氧水的多与少。
压力表接口48，DN25，位于汽包上封头顶端，伸出顶端150mm。汽包内压力经由压力表传输到控制室显示控制。
除沫装置49，是一个筒节，Φ320mm，高275mm，材料Q235B，安装于汽包内的最上部。筒节的上口与蒸汽出口43连接，筒节的下口中央是一个Φ140mm的孔通连着汽包腔，筒节内装有丝网除沫器(型号：S300-150SP，倒置安装)，丝网除沫器材质为：304/Q235。丝网除沫器使液滴等过滤落下，饱和蒸汽通过。
尽管已用具体实施例来说明和描述了本发明，然而应意识到，在不背离本发明的精神和范围的情况下可以作出许多其它的更改和修改。因此，这意味着在所附权利要求中包括属于本发明范围内的所有这些变化和修改。
Claims (8)
1.一种垃圾生物质燃气的增氢方法，其特征在于，包括以下步骤：
(a)、将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽按体积比1：0.2-0.6混合，得到饱和燃气；
(b)、所述饱和燃气中的CO和H2O反应，生成H2和CO2，得到增氢的燃气；
(c)、将所述增氢的燃气降温后排出即为甲烷化的原料气；
所述垃圾生物质制得的燃气为卧式气化炉产出的垃圾生物质燃气；
步骤(b)反应所释放的热量和步骤(c)中增氢的燃气降温释放的热量用于生产饱和蒸汽，形成的内循环系统无需外来热能，也不对外输出热能，靠系统自身反应热进行循环完成增H2；
释放的热量通过气液交换进行回收，液体得到的热量用于生产饱和蒸汽；
所述液体为除氧水；生产饱和蒸汽的水为脱盐水；
在步骤(b)中，CO和H2O反应的压力为2.0-2.5Mpa。
2.根据权利要求1所述的增氢方法，其特征在于，在步骤(b)中，CO和H2O反应所用催化剂为CO低温变换催化剂，反应温度在180-480℃之间。
3.根据权利要求2所述的增氢方法，其特征在于，所述CO低温变换催化剂为EB-6系列中压耐硫变换催化剂。
4.根据权利要求2所述的增氢方法，其特征在于，反应温度为242-250℃之间。
5.一种实施权利要求1-4任一项所述的增氢方法的装置，其特征在于，包括：
混合器：用于将垃圾生物质制得的燃气与饱和蒸汽混合；
增氢炉：用于使CO和H2O发生反应；
除氧水预热器：用于增氢的燃气降温；
汽包：用于提供饱和蒸汽。
6.根据权利要求5所述的装置，其特征在于，所述增氢炉内设置有多组管道，管道与炉壁的管间空腔内设置有催化剂。
7.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，所述增氢炉内的管道与汽包连通。
8.根据权利要求7所述的装置，其特征在于，所述除氧水预热器的管道与所述汽包连通。
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