CN105733717B - 一种煤制天然气变换工艺系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开一种高效煤制天然气变换工艺系统，属于能源与化工技术领域。本发明工艺为两段低温耐硫变换工艺，催化剂为钴钼系CO耐硫变换催化剂。工艺系统采用部分CO变换工艺，即一部分原料气进入变换炉进行反应，另一部分走旁路。原料气经过预热后依次进入预变炉、主变炉进行CO变换反应。出主变炉的高温变换气通过梯级利用原则用于预热原料气和副产蒸汽，低温余热用于预热锅炉给水，低于60℃变换气通过循环冷却水冷却。本发明采用先进的能量集成技术实现煤制天然气变换单元能量的梯级利用，可有效提高系统的总体能效。

Description

一种煤制天然气变换工艺系统
技术领域
本发明属于能源与化工技术领域，具体涉及一种煤制天然气变换工艺系统。
背景技术
我国作为一个“富煤、贫油、少气”的国家，煤炭在我国能效消费中一直占有主要地位。但是天然气作为一种清洁能源，其消费量呈逐年上升的趋势，从2004到2014年间，我国天然气消费量以每年16％的速度增长，到2014年天然气年消费量已达1800亿m3。根据国务院《能源发展战略行动计划(2014-2020年)》，到2020年天然气在我国一次能源消费中的比重将提高到10％以上，年天然气消费达3000亿～3600亿立方米。而届时我国常规天然气年产量只有1650亿～1750亿立方米，加上页岩气和煤层气产量400～600亿m3，我国天然气供应仍将出现较大的缺口。
在我国天然气供应能力有限、不能满足天然气需求的背景下，近年来国内很多企业开始考虑发展煤制天然气(SNG)项目，国家层面也在积极推动SNG项目的升级示范。截止到2014年，国家发改委予以核准和启动前期工作的煤制天然气项目达12个，总产能共计875亿立方米/年，其中已建项目4个，合计产能为31亿立方米/年。
我国煤制天然气经过“十一五”和“十二五”时期的发展，核心工艺上已有了突破性进展，但是总体能效仅达到54％左右，能耗仍相对较大。变换单元作为煤制天然气工艺的一个中间环节，起到调整氢碳比的作用，同时回收变换工艺余热，副产蒸汽用于其他工艺的加热过程，有助于提高能效。目前针对变换单元的研究主要集中在催化剂的研发上，而针对工艺过程的研究较少。
变换单元工艺的选择受到气化炉的影响，煤制天然气过程气化炉一般选择鲁奇炉，本发明专利为针对配套鲁奇加压气化的变换工艺系统。耐硫变换工艺是煤制天然气变换过程应用最为广泛的工艺，催化剂为Co-Mo系宽温耐硫变换催化剂。
一氧化碳变换反应是一个可逆的气固相催化反应，正反应为放热反应。降低反应温度和提高水蒸气浓度都有利于反应向正方向进行，但是温度过低致使反应速率过低。适宜的反应温度对变换反应至关重要。变换反应作为一个强放热反应，煤制天然气过程一般采用两段变换绝热固定床反应器，流程中需要配置两台预变反应器和一台主变反应器，同时配有多台换热器回收工艺余热用于副产蒸汽。目前运行示范项目总体运行平稳，但是流程结构不尽合理，系统效率较低。
发明内容
为了克服现有技术的缺点与不足，本发明的目的在于提供一种煤制天然气变换工艺系统。该工艺流程采用先进的能量集成技术实现煤制天然气变换单元能量的梯级利用，从而提高系统的总体能效。
本发明的目的通过下述技术方案实现：
本技术方案采用两段式低温耐硫变换工艺。变换工艺采用的催化剂为钴钼系CO耐硫变换催化剂。
变换系统采用部分变换工艺，即一部分原料气进入变换炉(预变炉和主变炉)进行反应，另一部分走旁路，进入变换炉反应器的原料气比例为20％～35％，原料气经预热到240～330℃进入预变炉、主变炉反应，高温变换气通过气气换热器预热原料气和副产蒸汽，低温余热用于预热锅炉给水，低于60℃变换气通过循环冷却水冷却至40℃左右。
工艺的原料气为鲁奇加压气化产生的粗煤气，粗煤气经过洗涤后达到饱和状态，变换过程中并不另补充水蒸气。
粗煤气中CO含量一般在20％～35％之间，H2的含量在12％～20％之间，H2S的含量在0.05％以上。
变换单元采用部分变换工艺，进入变换炉反应器的原料气比例为20％～35％。预变炉和主变炉的操作压力为3.2～4.2MPa，气体在反应器的停留时间为5.5～9.0s，操作空速为9500～13000h-1，控制入预变炉的温度在240～330℃，出主变炉的温度为310～400℃。
出主变炉的高温变换气的高温段余热用于预热原料气和副产1.6MPa蒸汽和0.5MPa蒸汽，低温段用于余热脱盐水和锅炉给水，最后通过循环水将变换气冷却到40℃送到低温甲醇洗单元。
一种煤制天然气变换工艺系统，包括如下部分：
粗煤气预热器、气气换热器、预变炉A、预变炉B、主变炉、中压蒸汽锅炉、中压蒸汽预热器、低压蒸汽锅炉、预冷器、闪蒸罐A、中间冷却器、闪蒸罐B及终冷器。
所述的粗煤气预热器的预热粗煤气出口通过管道与气气换热器的预热粗煤气入口相连接，气气换热器的粗煤气出口通过管道分别与预变炉A、预变炉B的粗煤气入口相连接，预变炉A与预变炉B的变换气出口气混合后通过管道与主变炉的变换气入口相连接，主变炉的变换气出口通过管道与气气换热器的变换气入口相连接，气气换热器的变换气出口通过管道与中压蒸汽锅炉的变换气入口相连接，中压蒸汽锅炉的变换气出口通过管道与粗煤气预热器的变换气入口相连接，粗煤气预热器的变换气出口分开两条管道，其中一条管道与中压蒸汽预热器的变换气入口相连接，另一条管道与低压蒸汽锅炉的变换气入口相连接；
所述的中压蒸汽预热器的变换气出口气、低压蒸汽锅炉的变换气出口气与未参加反应的粗煤气混合后通过管道与预冷器的顶部入口相连接，预冷器的底部出口通过管道与闪蒸罐A的变换气入口相连接，闪蒸罐A的变换气出口通过管道与中间冷却器的顶部入口相连接，中间冷却器的底部出口通过管道与闪蒸罐B的变换气入口相连接，闪蒸罐B的变换气出口通过管道与终冷器的变换气入口相连接；
所述的中压蒸汽预热器的中压锅炉给水出口通过管道与中压蒸汽锅炉的中压锅炉给水入口相连接；
所述的中间冷却器设有锅炉给水入口，终冷器设有循环冷却水入口、循环冷却水回水出口；
所述的中间冷却器的锅炉给水出口通过管道与预冷器的锅炉给水入口相连接，预冷器的锅炉给水出口分开三条管道，其中一条管道与中压蒸汽预热器的锅炉给水入口相连接，另一条管道与低压蒸汽锅炉的锅炉给水入口相连接，第三条管道为锅炉回水通道。
利用煤制天然气变换工艺系统的方法，包括如下步骤：
(1)由气化单元来的原料气经过分离器进行分流：由气化单元来的原料气经过分离器分流，将原料气分流成两股，其中一股用于变换的原料气经过预热后进入预变炉；
(2)原料气经过粗煤气预热器和气气换热器加热后进行一氧化碳变换反应：经过分流器分流用于变换的原料气经过粗煤气预热器和气气换热器加热；所述的粗煤气预热器和气气换热器的热量来自于主变炉出口的高温变换气，经过预热后的原料气进入预变炉和主变炉进行反应；
(3)出主变炉的高温变换气预热原料气和副产蒸汽：由于变换反应是一个放热反应，变换气含有大量的热量，可以利用这部分热量去副产蒸汽，此工艺利用梯级利用原则，将高温变换气的高温段用来预热原料气的高温段，高温变换气的中温段用来副产中压蒸汽，高温变换气的低温段用来预热原料气的低温段，混合后的原料气用来副产低压蒸汽；
(4)变换气的冷却：对于变换单元低于60℃无法回收的低温余热采用循环冷却水进行冷却到40℃，送至低温甲醇洗单元。
步骤(3)中所述的高温变换气的低温段用来预热原料气的低温段，混合后的原料气用来副产低压蒸汽，具体过程如下：经中压蒸汽锅炉降温后的变换气进入粗煤气预热器，与粗煤气换热后经分流器分成两股，一股送入中压蒸汽预热器，与锅炉给水换热；另一股送至低压蒸汽锅炉，与锅炉给水换热，并副产低压蒸汽；
步骤(4)中所述的变换气包括步骤(1)分流成的另一股原料气，步骤(3)中与锅炉给水换热后的两股变换气。
本发明相对于现有技术，具有如下的优点及效果：
本发明工艺为两段低温耐硫变换工艺，催化剂为钴钼系CO耐硫变换催化剂。工艺系统采用部分CO变换工艺，即一部分原料气进入变换炉进行反应，另一部分走旁路。原料气经过预热后依次进入预变炉、主变炉进行CO变换反应。出主变炉的高温变换气通过梯级利用原则用于预热原料气和副产蒸汽，低温余热用于预热锅炉给水，低于60℃变换气通过循环冷却水冷却。本发明采用先进的能量集成技术实现煤制天然气变换单元能量的梯级利用，可有效提高系统的总体能效。
附图说明
图1为本发明所述的煤制天然气变换工艺系统的工艺流程图；其中，1为粗煤气预热器，2为气气换热器，3为预变炉A，4为预变炉B，5为主变炉，6为中压蒸汽锅炉，7为中压蒸汽预热器，8为低压蒸汽锅炉，9为预冷器，10为闪蒸罐A，11为中间冷却器，12为闪蒸罐B，13为终冷器。
具体实施方式
下面结合实施例及附图对本发明作进一步详细的描述，但本发明的实施方式不限于此。
实施例1
本发明所述煤制天然气变换工艺系统的系统，如图1所示，所述系统包括粗煤气预热器1，气气换热器2，预变炉A 3，预变炉B 4，主变炉5，中压蒸汽锅炉6，中压蒸汽预热器7，低压蒸汽锅炉8，预冷器9，闪蒸罐A 10，中间冷却器11，闪蒸罐B 12，终冷器13。
根据甲烷化装置对H2/CO的要求，采用部分从加压气化装置出来的粗煤气进入变换装置，部分粗煤气走旁路直接送到混合器。进入变换装置的粗煤气首先进入粗煤气预热器1，粗煤气预热后经过气气换热器2换热进入预变炉A 3、预变炉B 4进行变换反应后进入主变炉5进行反应，反应后到气气换热器2与进来的粗煤气换热，降温后进入中压蒸汽锅炉6与中压锅炉给水换热进一步回收热量，副产1.6MPa中压蒸汽。变换气降温后进入粗煤气预热器1，与粗煤气换热后经分流器分成两股，一股送入中压蒸汽预热器7，与锅炉给水换热进入混合器；另一股送至低压蒸汽锅炉8，与锅炉给水换热进入混合器，并副产0.5MPa低压蒸汽。
进入混合器的两股变换气与未参加反应的粗煤气进行混合后，进入预冷器9进行第一步冷却。在此变换气中部分焦油和水蒸汽将冷凝下来。壳程的冷却介质为锅炉给水，锅炉水升温后进入到分流器，分成三股，一股送至中压蒸汽预热器7，与预热后的粗煤气换热送入中压蒸汽锅炉6，一股送至低压蒸汽锅炉8，一股作为锅炉回水。变换气从预冷器9顶部进入(管程)，由底部排出进入闪蒸罐A 10，分离出含油煤气水送往煤气水分离。
由闪蒸罐A 10出来的变换气进入中间冷却器11，在中间冷却器11变换气中部分油和水蒸汽将冷凝。变换气由中间冷却器11顶部管程进入，从底部排出进入闪蒸罐B 12，分离出含油煤气水送往煤气水分离。中间冷却器11壳程冷却介质为锅炉给水。
变换气进入终冷器13，在终冷器13中冷却。变换气从顶部入，底部管程排出。终冷却器13壳程冷却介质为循环冷却水。最终离开的变换气进入低温甲醇洗工段。
实施例2
本发明所述的煤制天然气变换工艺系统的具体实施如下：
进入所述年产40亿立方米煤制天然气变换工艺系统，单序列处理量为140467Nm3/h。粗煤气进入变换装置温度为170～180℃，首先进入粗煤气预热器1，预热粗煤气至200～210℃，经过气气换热器2使粗煤气升温至305～315℃，进入预变炉A 3、预变炉B 4进行变换反应，出预变炉A 3、预变炉B 4的变换气温度为340～350℃，进入主变炉5进行反应，变换反应后的变换气约360℃到气气换热器2与进来的粗煤气换热，变换气降温到250～255℃后进入中压蒸汽锅炉6与中压锅炉给水换热进一步回收热量，副产1.6MPa中压蒸汽，变换气降到200～210℃，进入粗煤气预热器1，与粗煤气换热至约190℃，经分流器分成两股，一股送入中压蒸汽预热器7，与锅炉给水换热至170～180℃进入混合器；另一股送至低压蒸汽锅炉8，与锅炉给水换热至170～180℃进入混合器，并副产0.5MPa低压蒸汽。
进入混合器的两股变换气与未参加反应的粗煤气进行混合后，进入预冷器9进行第一步冷却，大约降到120℃。在此变换气中部分焦油和水蒸汽将冷凝下来。壳程的冷却介质为锅炉给水，锅炉水从103℃升到约166℃，进入到分流器，分成三股，一股送至中压蒸汽预热器7，与预热后的粗煤气换热至175～185℃送入中压蒸汽锅炉6，一股送至低压蒸汽锅炉8，一股作为锅炉回水。变换气从预冷器9顶部进入(管程)，由底部排出进入闪蒸罐A 10，分离出含油煤气水送往煤气水分离。
第二步冷却，由闪蒸罐A 10出来的变换气进入中间冷却器11，在中间冷却器11变换气中部分油和水蒸汽将冷凝，温度大约降到60℃。变换气由中间冷却器11顶部管程进入，从底部排出进入闪蒸罐B 12，分离出含油煤气水送往煤气水分离。中间冷却器11壳程冷却介质为锅炉给水，锅炉给水温度从45℃升到115～120℃。
第三步冷却，变换气进入终冷器13，在终冷器13中冷却。变换气从顶部入，底部管程排出，温度降到40℃。终冷却器13壳程冷却介质为循环冷却水，循环冷却水温度从28℃升到约38℃。
最终离开的变换气进入低温甲醇洗工段，温度约为40℃，压力是36bar。
与现有煤制天然气示范项目对比，通过换热器网络综合优化用能结构，本发明实施例可副产1.6MPa和0.5MPa蒸汽分别为9～10t/h和3～3.5t/h，而现有煤制天然气示范项目仅副产0.5MPa蒸汽为5.8t/h。经过用能优化的新流程能效达到86.3％，比煤制天然气示范项目能效提高9个百分点。
上述实施例为本发明较佳的实施方式，但本发明的实施方式并不受上述实施例的限制，其他的任何未背离本发明的精神实质与原理下所作的改变、修饰、替代、组合、简化，均应为等效的置换方式，都包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种煤制天然气变换工艺系统，其特征在于包括如下部分：
粗煤气预热器、气气换热器、预变炉A、预变炉B、主变炉、中压蒸汽锅炉、中压蒸汽预热器、低压蒸汽锅炉、预冷器、闪蒸罐A、中间冷却器、闪蒸罐B及终冷器；
所述的粗煤气预热器的预热粗煤气出口通过管道与气气换热器的预热粗煤气入口相连接，气气换热器的粗煤气出口通过管道分别与预变炉A、预变炉B的粗煤气入口相连接，预变炉A与预变炉B的变换气出口气混合后通过管道与主变炉的变换气入口相连接，主变炉的变换气出口通过管道与气气换热器的变换气入口相连接，气气换热器的变换气出口通过管道与中压蒸汽锅炉的变换气入口相连接，中压蒸汽锅炉的变换气出口通过管道与粗煤气预热器的变换气入口相连接，粗煤气预热器的变换气出口分开两条管道，其中一条管道与中压蒸汽预热器的变换气入口相连接，另一条管道与低压蒸汽锅炉的变换气入口相连接；
所述的中压蒸汽预热器的变换气出口气、低压蒸汽锅炉的变换气出口气与未参加反应的粗煤气混合后通过管道与预冷器的顶部入口相连接，预冷器的底部出口通过管道与闪蒸罐A的变换气入口相连接，闪蒸罐A的变换气出口通过管道与中间冷却器的顶部入口相连接，中间冷却器的底部出口通过管道与闪蒸罐B的变换气入口相连接，闪蒸罐B的变换气出口通过管道与终冷器的变换气入口相连接；
所述的中压蒸汽预热器的中压锅炉给水出口通过管道与中压蒸汽锅炉的中压锅炉给水入口相连接；
所述的中间冷却器设有锅炉给水入口，终冷器设有循环冷却水入口、循环冷却水回水出口；
所述的中间冷却器的锅炉给水出口通过管道与预冷器的锅炉给水入口相连接，预冷器的锅炉给水出口分开三条管道，其中一条管道与中压蒸汽预热器的锅炉给水入口相连接，另一条管道与低压蒸汽锅炉的锅炉给水入口相连接，第三条管道为锅炉回水通道。
2.利用权利要求1所述的煤制天然气变换工艺系统的方法，其特征在于包括如下步骤：
(1)由气化单元来的原料气经过分流器进行分流：由气化单元来的原料气经过分流器分流，将原料气分流成两股，其中一股用于变换的原料气经过预热后进入预变炉；
(2)原料气经过粗煤气预热器和气气换热器加热后进行一氧化碳变换反应：经过分流器分流用于变换的原料气经过粗煤气预热器和气气换热器加热；所述的粗煤气预热器和气气换热器的热量来自于主变炉出口的高温变换气，经过预热后的原料气进入预变炉和主变炉进行反应；
(3)出主变炉的高温变换气预热原料气和副产蒸汽：将高温变换气的高温段用来预热原料气的高温段，高温变换气的中温段用来副产中压蒸汽，高温变换气的低温段用来预热原料气的低温段，混合后的原料气用来副产低压蒸汽；
(4)变换气的冷却：对于变换单元低于60℃无法回收的低温余热采用循环冷却水进行冷却到40℃，送至低温甲醇洗单元；
步骤(3)中所述的高温变换气的低温段用来预热原料气的低温段，混合后的原料气用来副产低压蒸汽，具体过程如下：经中压蒸汽锅炉降温后的变换气进入粗煤气预热器，与粗煤气换热后经分流器分成两股，一股送入中压蒸汽预热器，与锅炉给水换热；另一股送至低压蒸汽锅炉，与锅炉给水换热，并副产低压蒸汽；
步骤(4)中所述的变换气包括步骤(1)分流成的另一股原料气，步骤(3)中与锅炉给水换热后的两股变换气。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的原料气为粗煤气，粗煤气中CO含量为20％～35％，H2的含量为12％～20％，H2S的含量为0.05％以上。
4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的预变炉中进入预变炉的原料气比例为20％～35％。
5.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的预变炉中控制入预变炉的温度为240～330℃。
6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的主变炉中出主变炉的温度为310～400℃。
7.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的预变炉和主变炉的操作压力为3.2～4.2MPa。
8.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的副产中压蒸汽为副产1.6MPa中压蒸汽。
9.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的副产低压蒸汽为副产0.5MPa低压蒸汽。
10.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：
所述的预变炉和主变炉中所用的催化剂为钴钼系CO耐硫变换催化剂。
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