CN109280568B - 一种配套粉煤气化的等温变换工艺 - Google Patents

一种配套粉煤气化的等温变换工艺 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种配套粉煤气化的等温变换工艺，包括水冷反应器，其特征在于：等温变换炉内设有两组换热管；粗合成气分离出液相后换热、脱除杂质，分为两股，分别送入气冷反应器和水冷反应器进行一次变换反应；气冷反应器采用粗合成气取热，水冷反应器采用锅炉水取热；装置运行前期，两组换热管同时工作；变换后的一级反应气并流后进入绝热反应器进行二次变换得到二次变换气；对出所述绝热变换炉的二次变换气中的CO干基含量进行监测，当二次换变换气中的CO干基含量大于0.4v％时，关闭一组换热管，另一组换热管工作，以在不改变蒸汽管网的情况下保证催化剂的活性要求和恒定的产率。

Description

一种配套粉煤气化的等温变换工艺
技术领域
本发明涉及到一氧化碳变换技术领域，具体指一种配套粉煤气化的等温变换工艺。
背景技术
基于我国多煤少油乏气的资源现状，近年来以煤为原料的化学工业得到快速发展，粉煤气化由于其煤种适应广、能源利用率高及设备单位产气能力高等特点得到了广泛应用。煤通过高温气化，制得的以H2和CO为主要成分的粗合成气，是生产C1化工及其衍生物产品的适宜原料。采用粉煤气化工艺生产的粗合成气，其主要组分为CO、CO2和H2，其后续均设置CO变换装置，作用是把粗合成气中过高的CO变换成CO2，同时产生H2，以调整粗合成气中CO和H2的含量，满足下游装置对合成气中氢碳比的要求。
变换过程即CO与水蒸气在催化剂的作用下生成H2和CO2的过程，该过程最早应用于合成氨工业，后续陆续应用于制氢、合成甲醇、合成油、煤制天然气等众多产业。CO变换反应是强放热反应，根据对反应热的移热方式不同，CO变换工艺分为绝热变换工艺和等温变换工艺。
等温变换通过在变换炉内设置换热设备，一般以液体水为传热介质，吸热后水汽化为蒸汽，能够快速吸收变换反应热，维持催化剂床层温度稳定，进而实现变换装置的稳定运行。相比较传统绝热变换技术，等温变换工艺具有流程短、设备少、投资低、能量利用率高、易于大型化等特点，受到了越来越多的关注。
等温变换中CO变换初末期反应温度的波动会传导到反应床层内用于移热的换热管，进而引起换热管内所产蒸汽温度和压力的波动，尤其随着CO变换装置的大型化和多系列化，富产的蒸汽量也越来越多，但等温变换反应器始终无法解决蒸汽压力的波动及相关设备和管道工程投资增加问题。近年来开发的等温变换工艺，均存在水冷反应器副产的中压蒸汽压力不稳定，特别是在末期工况时，随着催化剂活性降低，需提高等温变换反应温度，以维持变换反应转化率，则水冷反应器副产的中压蒸汽压力产生剧烈波动，严重影响着装置甚至全厂的蒸汽管网的稳定运行。
如申请号为200910056342.4的中国发明专利申请所公开的《分流式等温耐硫变换工艺及其设备》，该等温耐硫变换在末期工况，随着进入水冷反应器合成气温度的提升，水冷反应器副产中压蒸汽压力迅速自4.0MPa(g)升至约6.5MPa(g)以上，严重制约装置的稳定运行；该工艺将从气化工序来的粗合成气直接送入第一变换炉，使用绝热反应器对高浓度CO进行第一次变换，极易出现绝热炉内超温问题，造成绝热反应器内的催化剂失活快，更换频繁，增加了操作费用；同时为了抑制绝热变换炉超温，该工艺中绝热变换炉入口水/干气摩尔比高达2.0，过高的水气比会造成催化剂反硫化，缩短变换催化剂的使用寿命。
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显著降低水冷反应器副产中压蒸汽压力波动，同时降低装置投资及操作费用的配套粉煤气化的等温变换工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该配套粉煤气化的等温变换工艺，包括水冷反应器，所述水冷反应器中设有多根换热管，所述换热管的入口通过锅炉水管道连接汽包的锅炉水出口，各所述换热管的出口通过蒸汽回收管道连接所述汽包的蒸汽入口；其特征在于：
所述换热管包括多根第一换热管和多根第二换热管，各所述第一换热管组成第一组换热管；各所述第二换热管组成第二组换热管；
各第一换热管的内腔横截面的面积之和为各第二换热管内腔的横截面的面积之和的15～35％；
对应地，所述锅炉水管道有两根；
各所述第一换热管的入口连接第一锅炉水管道，各所述第二换热管的入口连接第二锅炉水管道；所述第一锅炉水管道上设有阀门；
来自粉煤气化装置的温度为190～210℃、压力为3.6～4.0MPaG，CO干基含量为55v％～75v％的粗合成气分离出液相后进入气冷反应器作为换热介质取走气冷反应器的反应热，出气冷反应器的粗合成气温度为245℃～255℃，脱除粗合成气中的杂质后，分为两股，其中第一股粗合成气占粗合成气总量的10～30％，其余为第二股粗合成气；
第一股粗合成气作为反应原料返回所述的气冷反应器，在催化剂的作用下进行一次变换反应，变换反应产生的反应热用于加热粗合成气，控制所述气冷反应器的反应温度为275℃～315℃；出气冷反应器的一级变换气中CO干基含量为4％～12％，汇入至水冷反应器出口的一级变换气；
第二股粗合成气送入水冷反应器，在催化剂的作用下进行一次变换反应，所述汽包内的4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压锅炉水从第一锅炉水管道和第二锅炉水管道分别进入各所述第一换热管和各所述第二换热管内，与水冷反应器中变换反应所产生的热量进行换热，生成压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的饱和蒸汽，从蒸汽收集管道返回所述汽包；控制所述水冷反应器内的温度为275℃～315℃；
控制水冷反应器内副产中压蒸汽摩尔流量与进入水冷反应器内的粗合成气摩尔流量的比例为1:3～1:4；
控制出水冷反应器的一级变换气中CO干基含量为4％～12％；
出所述气冷反应器和所述水冷反应器的一级变换气混合后，调节温度为215℃～225℃，水/干气摩尔比为0.3～0.6，送入绝热变换炉进行二次变换反应；
出绝热变换炉的二次变换气温度为250℃～290℃、CO干基含量小于0.4％，回收热量后送至下游；
对出所述绝热变换炉的二次变换气中的CO干基含量进行监测，当二次换变换气中的CO干基含量大于0.4v％时，关闭所述第一锅炉水管道上的阀门，所述第一组换热管不工作，仅第二组换热管工作；所述汽包内的4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的锅炉水从第二锅炉水管道进入第二组换热管，换热后得到压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃饱和蒸汽，从第二蒸汽管道返回所述汽包。
由于等温变换反应较为温和，催化剂寿命预期在5年左右，当装置稳定运行三年后，或出送至下游的变换气CO干基含量大于0.4％时，则变换反应渐渐进入催化剂末期工况，水冷反应器内反应温度需提升至约300～315℃，以维持恒定的转化率；随着等温变换反应温度的提升，水冷反应器副产中压蒸汽压力也随之升高，此时通过锅炉给水管路上的控制阀关闭其中一路集合管的锅炉给水，减小水冷反应器内有效换热管束数量以减少有效换热面积，进而降低副产中压蒸汽的压力波动，维持装置的稳定运行。
较好的，出所述气冷反应器和所述水冷反应器的一次变换气混合后先进入低压蒸汽过热器冷却至230℃～275℃，汇入来自所述汽包的中压饱和蒸汽，随后送至低压蒸汽发生器，继续回收热量，冷却至220℃～235℃，并补入中压锅炉给水，进入静态混合器内混合均匀后送至所述的绝热变换炉。
优选出所述绝热变换炉的二次变换气进入2#低压蒸汽发生器，与低压锅炉水换热至195℃～205℃送去下游；
为有效回收热量，所述低压锅炉水分别进入1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器与一次变换气和二次变换气换热，产生0.5～1.2MPaG的低压饱和蒸汽，并经所述低压蒸汽过热器过热后送出界区。
进一步地，出所述汽包的中压蒸汽全部补入到所述的一次变换气中；
温度为130～250℃压力为4.0～8.0MPaG的中压锅炉水补入所述汽包和所述一次变换气中。
上述各方案中，为保证装置运行过程中催化剂床层的均匀取热，可以将各所述第一换热管在所述水冷反应器的催化剂床层内均匀布置，各所述第二换热管在所述水冷反应器的催化剂床层内均匀布置。
优选每根所述的第一换热管的周围至少均布有三根所述的第二换热管；每根第一换热管与布置在该第一换热管周围的各第二换热管构成换热管对。
更好地，每根所述第一换热管的周围设有3～6根所述的第二换热管。
进一步地，各所述换热管对中各所述第二换热管均布在以所述第一换热管的中心为圆心的同一圆周线上。
优选相邻换热管对之间共用部分所述的第二换热管，以使第二换热管在催化剂床层上的分布更均匀。
所述蒸汽收集管道包括并联设置的第一蒸汽收集管道和第二蒸汽收集管道；
各所述第一换热管的出口连接所述第一蒸汽收集管道，各所述第二换热管的出口连接第二蒸汽收集管道。该结构能有效避免第一组换热管不工作时，蒸汽憋在停工的换热管内。
与现有技术相比，本发明具有下述优点：
1、变换流程引入气冷反应器，一方面可降低水冷反应器负荷，同时又达到了预热粗合成气的目的。
2、中压锅炉给水通过两股独立的集合管送入水冷反应器，在变换反应末期，通过控制管路上的阀门关闭其中一根集合管的锅炉给水，以减小气水反应器内有效换热管束数量，可显著降低副产中压蒸汽的压力波动，维持装置的稳定运行。
3、由于水冷反应器副产蒸汽压力波动小，汽包等设备设计压力得以降低，有助于减少设备投资。
4、将高浓度CO气体的粗合成气首先送入水冷反应器进行变换，充分发挥水冷反应器不会出现超温的工艺特点，确保了整个变换流程不出现超温问题，催化剂使用寿命长，操作费用低，变换单元运行稳定；
5、通过对变换流程的合理优化，变换工序所产中压蒸汽全部用于自身变换反应，取消了中压蒸汽过热器，降低了设备投资。
6、副产低压蒸汽经低压蒸汽过热器过热后送出装置，有利于低压蒸汽对外输送。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程示意图。
图2为本发明实施例中水冷反应器的纵向剖视图。
图3为图2的横向剖视图。
图4为图3中A部分的局部放大图。
图5为本发明对比例的工艺流程示意图。
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至图4所示，本实施例中所使用的水冷反应器包括：
炉体1’，为常规结构，包括上封头11、下封头12和连接在上封头11和下封头12之间的筒体13。
催化剂框2’，用于装填催化剂，设置在筒体13内；其侧壁上均布有多个气孔(图中未示出)。催化剂框2可以根据需要选用现有技术中的任意一种，本实施例为径向反应器，粗合成气从各气孔进入到催化剂框内的催化剂床层进行变换。
合成气收集管3’，设置在催化剂框2’空腔内的中部位置，用于收集合成气，其上端口封闭，下端口连接合成气收集管33，将一次变换气通过合成气管道33送出炉体1。
换热管，穿设在催化剂框2’与合成气收集管3’之间的催化剂床层中，包括由多根第一换热管41组成的第一换热管组以及由多根第二换热管42组成的第二换热管组。
为便于区别，在图4中各第一换热管以实心圆表示，各第二换热管以空心圆表示。
其中，各第一换热管41在催化剂框和合成气收集管之间的空腔中均匀布置；第二换热管42围绕第一换热管41在第一换热管的周围均匀布置；每根第一换热管41的周围至少均布有三根第二换热管42；本实施例中每根换热管41的周围布置了六根第二换热管42，六根第二换热管42布置在以所对应的第一换热管为圆心在同一圆周线L上。
各第一换热管41与设置在其周围的各第二换热管42形成换热管对；相邻换热管对之间共用部分第二换热管42，即相邻换热管对中各第二换热管所在的圆周线L交叉布置。
每对换热管对中第二换热管的数量也可以根据装置规模和反应器的规格设计为其它数量，例如，可以是三根，四根、五根或更多根。
各第一换热管41的内腔横截面的面积之和为各第二换热管42内腔的横截面的面积之和的15～35％，本实施例为25％。第一换热管的口径与第二换热管的口径可以相等，也可以不等，本实施例中相等，通过控制第一换热管的数量和第二换热管的数量来控制两者的横截面积，即第一换热管组和第二换热管组所对应的换热面积。
各第一换热管41的入口通过第一分布器43连接第一锅炉水管道91，第一锅炉水管道91上设有控制阀95；各第二换热管42的入口通过第二分布器44连接第二锅炉水管道92。第一锅炉水管道91和第二锅炉水管道92通过锅炉水输送管道96连接汽包9的锅炉水出口；锅炉水输送管道96上设有水泵10。
各第一换热管41的出口通过第一蒸汽收集管45连接第一蒸汽管道93，各所述第二换热管42的出口通过第二蒸汽收集管46连接第二蒸汽管道94。第一蒸汽管道93和第二蒸汽管道94通过蒸汽输送管道97连接汽包9的蒸汽入口。
粗合成气入口设置在炉体1’的顶部。
来自粉煤气化装置温度201℃、压力3.8MPaG的粗合成气，CO干基含量60％～75％，首先送入气液分离器1，分离出由于管道输送过程中的热量损失而产生的冷凝液，从气液分离器1顶部送出的粗合成气进入气冷反应器2作为换热介质取走气冷反应器催化剂床层的热量，加热至245℃～255℃后，送入脱毒槽3，脱除粗合成气中的粉尘等杂质，由脱毒槽3送出的粗合成气分为两股，第一股粗合成气占总气量的20％，其余为第二股粗合成气。
第一股粗合成气返回气冷反应器2，在催化剂的作用下进行变换反应，变换反应的反应热用于加热粗合成气，控制气冷反应器2的反应温度为275℃～295℃，出气冷反应器2的一级变换气中CO干基含量约为4％～12％，汇入至水冷反应器4出口的一级变换气。
第二股粗合成气送入水冷反应器4，在催化剂的作用下进行变换反应，控制水冷反应器4的反应温度为275℃～295℃。
汽包10内的温度为252℃压力为4.0MPaG的中压锅炉水从第一锅炉水管道91和第二锅炉水管道92分别进入各第一换热管和各第二换热管内，与水冷反应器中变换反应所产生的热量进行换热，生成压力为4.0MPaG、温度为252℃的中压饱和蒸汽，从第一蒸汽管道93和第二蒸汽管道94返回汽包10。以移走变换反应所产生的热量，维持水冷反应器内反应温度的恒定。
出水冷反应器4的一级变换气中CO干基含量为4％～12％，与来自气冷反应器2的一级变换气汇合后，经低压蒸汽过热器5冷却至235℃～275℃，汇入来自汽包的中压饱和蒸汽，随后送至低压蒸汽发生器6，继续回收热量，冷却至220℃～235℃，并通过补入温度为130℃压力4.0～6.0MPaG的中压锅炉给水对一级变换气进行微调，调节一级变换气的温度为215℃～225℃，水/干气摩尔比为0.3～0.6后，送入绝热变换炉8继续变换反应。
控制水冷反应器4内副产中压蒸汽流量与进入水冷反应器内的粗合成气流量的比例(摩尔比)为1:3～1:4。
出绝热变换炉8的变换气温度为250℃～290℃，CO干基含量小于0.4％，经低压蒸汽发生器9回收热量，冷却至195℃～205℃后送下游工序处理。
来自界区的中压锅炉水温度为130℃，压力4.0～6.0MPaG，大部分送入汽包10，经水冷反应器4生产4.0MPaG、温度252℃的中压饱和蒸汽，其余部分用于调节一级变换气水汽比及温度。
来自界区的低压锅炉水分别进入1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器9与一级变换气和二级变换气换热，生产0.5～1.2MPaG的低压饱和蒸汽，并经低压蒸汽过热器5过热后送出界区。
装置运行过程中，采用在线分析检测出绝热变换炉8的二次变换气中的CO干基含量。当二次换变换气中的CO干基含量大于0.4v％时，表明催化剂活性降低，为保持反应恒定的转化率，需逐渐提高反应温度，维持催化剂活性，此时关闭第一锅炉水管道上的阀门，第一组换热管停止工作，仅第二组换热管进入水冷反应器换热。
关闭第一换热管组的节点还可以根据催化剂的活性衰退期进行判断，当催化剂使用时间达到衰退期时，即可关闭第一换热管组所连接的锅炉给水管路上的控制阀。现有技术上常用的催化剂为钴钼催化剂，其活性衰退期为3年，即可在装置运行三年后关闭第一换热管组所连接的锅炉给水管路上的控制阀。
第一换热管组关闭后，相较于两组换热管组同时工作，换热面积减少了20％，通过减少换热面积，降低了变换反应末期反应温度的提升对等温变换副产蒸汽压力的影响，保证了蒸汽管网和装置的稳定运行。
因此，本申请中在装置运行的整个过程中，变换气的产率是恒定的，副产中压蒸汽的压力波动小或没有波动，装置运行稳定。
对比例
如图5所示，本对比例与实施例工艺流程基本相同，对比例中所使用的水冷反应器为常规不可调等温变换反应器，具体包括：
来自粉煤气化装置温度201℃、压力3.8MPaG的粗合成气，CO干基含量60％～75％，首先送入气液分离器1，分离出由于管道输送过程中的热量损失而产生的冷凝液，从气液分离器1顶部送出的粗合成气经气冷反应器2加热至245℃～255℃后，送入脱毒槽3，脱除粗合成气中的粉尘等杂质，由脱毒槽3送出的粗合成气分为两股，第一股约占总气量的10％～30％；其余为第二股。
第一股粗合成气送入气冷反应器2，在催化剂的作用下进行变换反应，变换反应的反应热用于加热粗合成气，控制气冷反应器2的反应温度为275℃～295℃，出气冷反应器2的一级变换气中CO干基含量约为4％～12％，汇入至水冷反应器4出口的一级变换气。
第二股粗合成气送入水冷反应器4，在催化剂的作用下进行变换反应，变换反应所产生的热量用于富产压力4.0MPaG、温度252℃的中压饱和蒸汽，具体设置为，汽包10内的中压锅炉水通过锅炉循环水泵11加压进入水冷反应器4，用于移走变换反应所产生的热量，维持水冷反应器4的反应温度基本恒定。产生的中压饱和蒸汽返回汽包10进行气液分离，从汽包10出来的中压饱和温度约为252℃，该中压饱和蒸汽全部送入一级变换气用于增湿。
控制水冷反应器4的反应温度为275℃～295℃，出水冷反应器4的一级变换气中CO干基含量约为4％～12％，与来自气冷反应器2的一级变换气汇合后，经低压蒸汽过热器5冷却至235℃～275℃，汇入来自汽包的中压饱和蒸汽，随后送至低压蒸汽发生器6，继续回收热量，冷却至220℃～235℃，并通过补入中压锅炉给水对一级变换气进行微调，控制一级变换气的温度为215℃～225℃，水/干气摩尔比为0.3～0.6后，送入绝热变换炉8继续变换反应。
控制进入水冷反应器4内的锅炉水的总流量与粗合成气的比例(摩尔比)为1:3～1:4。
出绝热变换炉8的变换气温度为250℃～290℃，CO干基含量小于0.4％，经低压蒸汽发生器9回收热量，冷却至195℃～205℃后送下游工序处理。
来自界区的中压锅炉水温度为130～250℃压力为4.0～8.0MPaG，大部分送入汽包10，经水冷反应器4生产4.0MPaG、温度252℃的中压饱和蒸汽，其余部分用于调节一级变换气水汽比及温度。
来自界区的低压锅炉水经1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器9产生0.5～1.2MPaG的低压饱和蒸汽，并经低压蒸汽过热器5过热后送出界区。
变换反应末期工况时，随着催化剂活性的降低，需提高反应温度以维持恒定转化率，水冷反应器内反应温度提升至约310℃，水冷反应器副产蒸汽压力逐渐升至6.7MPaG以上，蒸汽压力波动剧烈，不利于蒸汽管网及装置的稳定运行，同时由于副产蒸汽压力波动，导致本对比例中汽包等设备及管路设计压力大幅提高，增大了设备及管路投资。
以采用粉煤气化造气的合成氨装置为例，进入等温变换装置的有效气(H2+CO)约为85000Nm3/h，在此基准下对配套粉煤气化的等温变换技术主要参数进行对比见表1。
表1
Figure GDA0002544001790000081
由表1可以看出，粉煤气化造气的合成氨装置，本实施例所采用等温变换技术，水冷反应器副产中压蒸汽压力波动明显降低，有利于蒸汽管网及装置的长期稳定运行，同时实施例中汽包及管路设计压力显著下降，设备及管路投资降低约120万元。

Claims (10)

1.一种配套粉煤气化的等温变换工艺，包括水冷反应器(4)，所述水冷反应器(4)中设有多根换热管，所述换热管的入口通过锅炉水管道连接汽包(9)的锅炉水出口，各所述换热管的出口通过蒸汽回收管道连接所述汽包(9)的蒸汽入口；其特征在于：
所述换热管包括多根第一换热管和多根第二换热管，各所述第一换热管组成第一组换热管；各所述第二换热管组成第二组换热管；
各第一换热管(41)的内腔横截面的面积之和为各第二换热管(42)内腔的横截面的面积之和的15～35％；
对应地，所述锅炉水管道有两根；
各所述第一换热管的入口连接第一锅炉水管道(91)，各所述第二换热管的入口连接第二锅炉水管道(92)；所述第一锅炉水管道(91)上设有阀门；
来自粉煤气化装置的温度为190～210℃、压力为3.6～4.0MPaG，CO干基含量为55v％～75v％的粗合成气分离出液相后进入气冷反应器(2)作为换热介质取走气冷反应器的反应热，出气冷反应器的粗合成气温度为245℃～255℃，脱除粗合成气中的杂质后，分为两股，其中第一股粗合成气占粗合气成总量的10～30％，其余为第二股粗合成气；
第一股粗合成气作为反应原料返回所述的气冷反应器，在催化剂的作用下进行一次变换反应，变换反应产生的反应热用于加热粗合成气，控制所述气冷反应器的反应温度为275℃～315℃；出气冷反应器的一级变换气中CO干基含量为4％～12％，汇入至水冷反应器出口的一级变换气；
第二股粗合成气送入水冷反应器，在催化剂的作用下进行一次变换反应，所述汽包(9)内的4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的中压锅炉水从第一锅炉水管道(91)和第二锅炉水管道(92)分别进入各所述第一换热管和各所述第二换热管内，与水冷反应器中变换反应所产生的热量进行换热，生成压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的饱和蒸汽，从蒸汽收集管道返回所述汽包(9)；控制所述水冷反应器内的温度为275℃～315℃；
控制出水冷反应器的一级变换气中CO干基含量为4％～12％；
控制水冷反应器内副产中压蒸汽摩尔流量与进入水冷反应器内的粗合成气摩尔流量的比例为1:3～1:4；
出所述气冷反应器(2)和所述水冷反应器(4)的一级变换气混合后，调节温度为215℃～225℃，水/干气摩尔比为0.3～0.6，送入绝热变换炉(8)进行二次变换反应；
出绝热变换炉(8)的二次变换气温度为250℃～290℃、CO干基含量小于0.4％，回收热量后送至下游；
对出所述绝热变换炉(8)的二次变换气中的CO干基含量进行监测，当二次换变换气中的CO干基含量大于0.4v％时，关闭所述第一锅炉水管道(91)上的阀门，所述第一组换热管不工作，仅第二组换热管工作；所述汽包(9)内的4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃的锅炉水从第二锅炉水管道进入第二组换热管，换热后得到压力为4.0～5.5MPaG、温度为250～270℃饱和蒸汽，从第二蒸汽管道(94)返回所述汽包(9)。
2.根据权利要求1所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于出所述气冷反应器(2)和所述水冷反应器(4)的一次变换气混合后先进入低压蒸汽过热器(5)冷却至230℃～275℃，汇入来自所述汽包的中压饱和蒸汽，随后送至低压蒸汽发生器(6)，继续回收热量，冷却至220℃～235℃，并补入中压锅炉给水，进入静态混合器(7)内混合均匀后送至所述的绝热变换炉(8)。
3.根据权利要求2所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于出所述绝热变换炉(8)的二次变换气进入2#低压蒸汽发生器(9)，与低压锅炉水换热至195℃～205℃送去下游；
所述低压锅炉水分别进入1#低压蒸汽发生器(6)和2#低压蒸汽发生器(9)与一次变换气和二次变换气换热，产生0.5～1.2MPaG的低压饱和蒸汽，并经所述低压蒸汽过热器(5)过热后送出界区。
4.根据权利要求3所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于出所述汽包(9)的中压蒸汽全部补入到所述的一次变换气中；
温度为130～250℃压力为4.0～8.0MPaG的中压锅炉水补入所述汽包(10)和所述一次变换气中。
5.根据权利要求1至4任一权利要求所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于各所述第一换热管在所述水冷反应器(4)的催化剂床层内均匀布置，各所述第二换热管在所述水冷反应器(4)的催化剂床层内均匀布置。
6.根据权利要求5所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于每根所述的第一换热管的周围至少均布有三根所述的第二换热管；每根第一换热管与布置在该第一换热管周围的各第二换热管构成换热管对。
7.根据权利要求6所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于每根所述第一换热管的周围设有3～6根所述的第二换热管。
8.根据权利要求7所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于各所述换热管对中各所述第二换热管均布在以所述第一换热管的中心为圆心的同一圆周线上。
9.根据权利要求8所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于相邻换热管对之间共用部分所述的第二换热管。
10.根据权利要求9所述的配套粉煤气化的等温变换工艺，其特征在于所述蒸汽收集管道包括并联设置的第一蒸汽收集管道(93)和第二蒸汽收集管道(94)；
各所述第一换热管的出口连接所述第一蒸汽收集管道(93)，各所述第二换热管的出口连接第二蒸汽收集管道(94)。
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