CN110628477A - 加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法 - Google Patents
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Abstract
加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，将加压移动床煤气化床自上而下设计为氢煤气段、段间过渡段、水煤气段；在氢煤气段用多层加氢优化气、固逆流和H2、CH4分压条件，增加煤焦油产率和C+2H2→CH4反应动力；出炉富烃氢煤气再通过净化分离得到煤焦油、甲烷、氢气；煤焦油通过加氢重整分馏制得燃油、芳烃，氢气经循环机升压循环使用；生产CH1后的残焦经水煤气段气化、CO变换、酸气脱除后，成为煤加氢及煤焦油加氢的补充氢；正常生产用电由自产天然气通过燃机发电提供，动力蒸汽由燃机余热锅炉提供，没有燃煤蒸汽锅炉。本方法可大幅提高产品能效、降低水耗、投资和环境污染。
Description
技术领域
本发明属于能源化工领域，特别涉及煤制天然气和燃油的能源化工艺技术与设备。
背景技术
现行的煤制油和煤制天然气，无论是煤气化后再合成油、气的两步法，还是煤直接加氢生产油、气的一步法，均因工艺路线复杂、工艺过程能源转化效率低下，煤制油仅43％，耗标煤3.4吨/吨油，煤制天然气仅55％，耗标煤2.3吨/km3；设备投资高，煤制油1600亿元/1000 万吨，煤制天然气280亿元/40亿m3；水资源消耗高，煤制油耗水7吨/吨油，煤制天然气7 吨/km3；环境污染重，污水处理成本高，CO2排放多等，而不能大规模商业化。
究其主要原因是，煤气化为CO+H2后再合成为CnH2n+2(n＝1为CH4，n＝8为汽油，n＝16 为柴油)的两步法，化学反应nCO+2nH2+H2＝CnH2n+2+nH2O，CO中的氧元素必须要用H2去取出来，而传统制取H2的能耗和成本都很高，所以两步法的煤气化工序，采用煤气中CH1含量较高的加压移动床气化煤气化，又会带来蒸汽耗量多、煤气废水多、环保成本特别高的难题；采用气流床煤气化，蒸汽耗量和煤气废水均很少，相对环保易过关，但氧气耗量达2000Nm3/t 油，权衡利弊后，近年新建的煤制油示范生产线，多采用气流床煤气化再合成油的工艺路线。
近年业界提出的“煤拔头”低阶煤热解制油方案，由于焦油产率低、售价低、半焦的出路难觅，也使这一工艺被迫停留在示范阶段。
现行煤直接加氢的一步法制油效率低的原因，一是碳元素转化率低，其残渣含碳高达 40％，需在专门的气化炉内重新加热才能再次生成CO；二是采用气流床煤气化制氢，由于气流床气化过程中，煤中氢元素是以碳氢化合物形式，700℃以下就首先热解为气态烃，随即与气流中的O2气反应生成CO2和H2O放出热量，使炉温达到1300～1700℃之高，所以气流床的高炉温有相当大一部分是氢元素燃烧贡献的，从而导致煤气中氢气摩尔分率低，CO成分特别高，而CO必须经过变换才能转化为氢气，即这种制氢工艺实质上是首先烧掉煤中的H2，然后再用煤中的C元素制取CO，CO再经变换才能转化为H2；三是工艺压力高达20MPa，设备投资大，四是原料煤质量要求苛刻，所以现行的煤直接加氢一步法制CnH2n+2也存在诸多缺点。
发明内容
本发明的目的，一是以适当的温度和气相介质条件直接将原料煤中的H元素，以气态多碳烃CmHn的形式从煤中热解气化分离出来；二是用H元素将煤中的碳元素直接反应成气态碳氢化合物，三是采用富氧水蒸汽在高温下，将生产气态烃后余下的残焦中的碳元素转化为CO 和H2，以大幅提高其能源转化效率、大幅降低水资源消耗、大幅减少CO2排放和环境污染，并大幅减少装置投资，降低生产成本。
具体发明内容如下：
1.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，由原料煤富氧水蒸汽移动床加压气化，煤气洗涤和余热回收、CO变换即CO/H2比例调节、低温甲醇洗酸气脱除，甲烷催化合成，甲烷脱水工艺，燃煤锅炉提供发电、动力蒸汽和工艺蒸汽等系统组成，其特征在于：
将加压移动床煤气化床自上而下设计为氢煤气段(A)、段间过渡段(G)、水煤气段(B)：
氢煤气段(A)，自上而下设计为富烃氢煤气干燥层(10)、富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)、贫甲烷氢煤气半焦加氢气化层(13)、半焦加氢层(14)、上层焦炭加氢气化层(15)，上层焦炭加氢层(16)、下层焦炭加氢气化层(17)、下层焦炭加氢层(17A)结构，运行时分别通过半焦加氢层(14)、上层焦炭加氢层(16)、下层焦炭加氢层(17A)向对应的加氢气化层注入氢气，调控其床层氢气成分、温度，以便为甲烷生成和含量增加提供化学反应推动力；在富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)中设有搅拌器(12)；
段间过渡段(G)，是焦炭加氢反应后的残焦由焦炭加氢层(17A)移动到水煤气段(B)的一段床层，由残焦聚集层(18A)和卸料结构(18B)构成；卸料结构(18B)优选为上大下小的漏斗形卸料斗，卸料斗内承载来自焦炭加氢层(17A)的残焦，并将残焦下泄至水煤气段(B)，卸料斗外为煤气聚集区(19)，同时利用残焦聚集层(18A)和卸料斗(18B)内残焦阻滞水煤气与氢气之间相互串气；卸料斗中部设有中间集气盒(C)，用于收集水煤反应层(20)中部区域的煤气，中间集气盒(C)与煤气聚集区(19)之间用管道联通，以便中间集气盒(C)的煤气进入煤气聚集区 (19)；
水煤气段(B)，自上而下设计为水煤气反应层(20)、氧气燃烧层(21)、灰渣层(22)，采用O2和水蒸汽及CO2混合、或O2和CO2混合的气化剂，以来自段间过渡段(18A)的残焦为原料，生产H2和CO的水煤气，为氢煤气段(A)提供H2原料气；
原料煤经煤锁(8)进入加压移动床，在同一连续向下移动的加压气化床层中先后依次：
①在干燥层(10)被～400℃的富烃氢煤气加热、干燥，即脱除水分成为无水原料煤；
②无水原料煤在干馏层(11)中被400～700℃的富甲烷氢煤气热解、干馏、气化，解析煤焦油及氧、氮、硫化合物：CO、CO2、H2O、NH3、H2S、COS成为半焦；
③半焦下移在半焦加氢气化层(13)中被700～800℃的贫甲烷氢气气化成为焦炭气；
④焦炭下移穿过半焦加氢层(14)，在上层焦炭加氢气化层(15)中被800～900℃的氢气气化成为浅残焦；
⑤浅残焦下移穿过上层焦炭加氢层(16)，在下层焦炭加氢气化层(17)中被900～1100℃的氢气气化成为残焦；
⑥残焦下移穿过下层焦炭加氢层(17A)，在段间过渡段G中的残焦聚集层(18A)和(18B)缓慢下移，利用炭层的阻力，阻止水煤气段(B)生产的水煤气与下层焦炭加氢层(17A)的氢气相互串气；
⑦卸料结构(18B)泄下的残焦在水煤气反应层(20)被H2O+CO2气化成为低碳残焦；
⑧最后低碳残焦在氧气燃烧层(21)被蒸汽氧气气化剂中的O2氧化燃烧成为炉渣，即将残余碳元素全部氧化成CO2，为水煤气反应提供热源；
氢气循环机(35A)将制取富烃氢煤气的氢气，先后经氢气加热器(35B)、开车加热装置(36) 后、分别经过设有调控阀门的半焦加氢层进口(4)、上层焦炭加氢层进口(4A)、下层焦炭加氢层进口(4B)送入氢煤气段(A)；氢气经下层焦炭加氢层(17A)进入下层焦炭加氢气化层(17)，首先被缓慢下移的残焦加热到900℃左右，由于氢气中甲烷含量远低于平衡浓度，加之局部空速低，十分有利于C+2H2生成CH4并放出热量，使温度上升到1000～1100℃成为高温贫甲烷氢煤气；高温贫甲烷氢煤气上行穿过上层焦炭加氢层(16)并与其加入的低温氢气混合，温度温度降低至800℃左右，进入上层焦炭加氢气化层(15)再次进行C+2H2→CH4反应并放出热量，使温度上升到900～1000℃；成为甲烷含量更高的贫甲烷氢煤气继续上行，穿过半焦加氢层 (14)并与其加入的低温氢气混合，温度降至700℃左右，进入半焦加氢气化层(13)主要进行多碳烯烃CnH2n+nH2→nCH4、炔烃CnH2n-2+(n+1)H2→nCH4等不饱和烃加氢快速生成甲烷的反应，温度由700℃升高到800℃左右成为富甲烷氢煤气；富甲烷氢煤气上行进入富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)，为煤的热解、干馏、气化提供热量，由于富甲烷氢煤气中氢气、甲烷分压高，不仅有效阻止了固态煤和液态煤焦油裂解时氢气的生成，还大大降低了甲烷的生成率，并迫使煤中的氢元素，更多的结合在煤焦油中，从而增加了煤焦油的产率和煤中氢元素的利用率；由于氢气在此温度、压力下强烈的扩散、渗透作用，氢气还将进入煤粒内部与碳氢化合物CXHY反应，生成更多的多碳饱和烃煤焦油并放出热量，使煤焦油被加热成为气态烃进入气相，富甲烷氢煤气成为600℃左右的富烃氢煤气；富烃氢煤气继续上行进入原料煤干燥层(10)，在加热原料煤的同时，干燥煤中的水分，使原料煤中的吸附水、结晶水，转化为水蒸汽进入富烃氢煤气，富烃氢煤气温度降至400℃左右经其炉壁上部富烃氢煤气出口(5)出炉；
出炉后的富烃氢煤气，经焦油粉尘分离器(37)除去焦油粉尘，经换热器(38)降低温度，再经冷却油水分离器(39)冷却至常温并分离除去油水，进入酸气氢气分离工序(40)，分离出H2S、COS、CO2、CO酸性气体和氢气后，成为符合GB/T 33445-2016标准的煤制合成天然气(40D)；酸气氢气分离工序(40)分离出来的大部分氢气(40A)与水煤气酸气脱除工序(33)来的氢气 (33B)，一道进入氢气总管(35)经氢气循环机(35A)升压后，又重新入炉生产富烃氢煤气；酸气氢气分离工序(40)分离出来的氢气中的小部分(40F)，与冷却油水分离器(41)分出的焦油 (41A)送入煤焦油加氢制燃油芳烃工序(41)生产燃油(42A)和芳烃(42B)；
由氧气和水蒸汽混合组成的气化剂(28A)从炉底进口(1)入炉后，穿过炉篦自下而上经过灰渣层(22)，吸收其携带的热量，温度升高到600℃左右进入氧气气化燃烧层(21)，气化剂中的氧气使残焦中残存的碳元素迅速燃烧气化，生成CO2并放出大量的热量，使气化剂中的水蒸汽和床层温度达到1000℃以上，灰熔点以下；含有CO2的高温水蒸汽自下而上进入水煤气反应层(20)，将热量传给来自氢煤气段的加氢气化残焦的同时，与残焦中的碳元素进行吸热的水煤气反应C+H2O＝CO+H2，使残焦中的大部分碳元素与水蒸汽中30～40％水分子反应，转化为水煤气中的CO和H2，成为温度在700℃左右的湿热水煤气，水煤气上行进入煤气集气区 (19)及中间集气盒(C)，再通过炉壁中部的水煤气出口(3)出炉；
出炉的水煤气经除尘(28B)、氢气加热器(35B)、蒸汽过热装置(29)加热入炉蒸汽后，进入余热蒸汽锅炉(30)生产部分煤气化所需蒸汽后，进入水煤气洗涤装置(31)除去粉尘、胶体、杂盐，水煤气进入CO变换工序(32)，将95％以上的CO通过催化剂进行CO+H2O＝CO+H2变换反应；变换后的煤气称为变换气，其主要成分为H2和CO2；变换气中的CO2酸气及少量的H2S酸气，在酸气脱除工序(33)采用变压吸附PSA分离工艺进行酸气脱除：脱除的H2S(33C)送硫回收装置(33D)制硫磺，可燃组分热值≥400kJ/Nm3以上的部分CO2解吸气(33A)，送入燃气轮机尾气锅炉(45)生产蒸汽，将其中可燃组分转化为蒸汽能源回收利用，酸气脱除工序(33)分离出的氢气作为补充氢(33B)气送入氢气总管(35)；
2.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，正常生产时，整个煤制天然气联产燃油生产系统含空分、制氧、煤焦油加氢、副产物回收、空冷、循环水、三废处理等工艺、设备所需：a电力由自产的天然气(40D)的一部分(40E)经燃机(43)发电机 (44)提供；b动力蒸汽由燃烧工艺尾气的燃机余热锅炉(45)提供；c燃油、芳烃分馏和酚、氨副产物回收等加热用蒸汽，由蒸汽透平(46)回收部分动力后的蒸汽(46A)提供，无燃煤蒸汽锅炉运行。
3.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，正常生产时，入炉的蒸汽氧气气化剂中的蒸汽，由与煤气炉水夹套相联的水夹套汽包(23A)、余热锅炉(30)、 CO变换反应热和饱和塔(27A)共同提供；入炉氧气先经饱和塔饱(27A)饱和水蒸汽后，再与除尘蒸汽过热装置(29)来的过热蒸汽混合后经蒸汽氧气气化剂进口(1)入炉；饱和塔(27A)采用 ZL2011100943882号专利中传质传热设备(14)、(14A)、(14B)、(14C)结构及相应的介质进出口。
4.根据本案所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，进入氢煤气段(A)氢气气化剂中甲烷≤20％，氢气80～100％，CO+CO2+H2O+N2≤10％，H2S≤ 0.5％，O2≤0.5％；氢煤气段(A)气化床层高径比为1～8；加氢层数量，根据煤种特点与甲烷、焦油产率确定，数量不限于3层，加氢层间的间距根据煤的加氢化学反应活性确定；水煤气段(B)的残焦气化床层高径比0.5～3.5；在水煤气出口(3)和富烃氢煤气出口(5)设置阻力调节装置，以及时消除下层焦炭加氢层(17A)的氢气与水煤气段(B)的水煤气相互串气。
5.根据本案所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，富烃氢煤气出口(5)气温度300-500℃，优选为400℃；水煤气段(B)最高温度为灰熔点温度以下的干排渣气化方式，或灰熔点温度以上的熔渣气化方式。
6.根据本案所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，通过调整进入半焦加氢层进口(4)、上层焦炭加氢层进口(4A)、下层焦炭加氢层进口(4B) 的氢气成分、温度、流量，控制氢煤气段(A)半焦加氢气化层(13)、上层焦炭加氢气化层(15)、下层焦炭加氢气化层(17)、干馏层(11)、干燥层(10)温度，进而控制富烃氢煤气出口(5)气温度和成分。
7.根据本案所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，通过调整进水煤气段(B)的富氧水蒸汽(28A)流量与进入氢煤气段(A)氢气(36A)的流量比例，控制水煤气与富烃氢煤气的产量比例。
8.根据本案所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，加压煤气化床层工艺压力为1～3MPa、或3～6MPa、或6～10MPa；煤焦油加氢制燃油芳烃的工艺压力8～15MPa。
9.根据本案所述的，加压移动床多段加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，入炉煤为褐煤、烟煤、无烟煤，或为加入了催化剂的褐煤、烟煤、无烟煤；煤的粒度6～50mm、或15～80mm、或粒度＜6mm的粉煤；入炉煤为不粘结煤时不设搅拌器。
10.根据本案所述所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，氢煤气段(A)和水煤气段(B)分别设有测温热电偶及热电偶插入口(D)和(E)，以便检测、调控其床层温度。
采用本发明具有以下积极效果：
①正常生产时，水煤气反应所需的蒸汽实现自给，既节省燃煤蒸汽锅炉投资又节能，还减少环境污染、减少水资源消耗和CO2排放，与单纯的费托路线煤制天然气相比，本发明没有精脱硫，没有甲烷催化合成和H2O的生成、没有脱水工序，还大幅增加了燃油、芳烃原料——煤焦油产率，从而大幅降低了煤制天然气的投资、能耗、CO2排放和产品成本。
②与单纯的费托路线煤制油相比，本发明没有专门的生产CO和H2的煤气化炉、没有调节H2/CO比例的CO变换工序、没有燃油催化合成和H2O生成工序及其油水分离、含油废水处理等工序，从而使吨油：投资降低50％、氧气消耗75％、水资源消耗降低50％、CO2排放降低 50％、环境污染均大幅减少。
③采用富甲烷氢煤气进行煤热解干馏，不仅煤焦油产量大幅增加，由于温度温和，焦油品质好，附加值高，用于加氢制油和芳烃，可大幅降低生产成本。
④大幅减少煤制天然气和油的原燃料煤、水资源、氧气消耗，节约了投资。
⑤煤加氢直接C+2H2＝CH4生成甲烷的反应热，既用于原料煤热解干馏气化、干燥脱水、加热原煤，还用于加热夹套循环水生产水煤气反应需要的水蒸汽，其热量被充分耦合利用，有效提高了煤制天然气和燃油热效率。
⑥由于本案所述的煤制天然气联产燃油芳烃方法，正常生产时无燃煤蒸汽锅炉运行，不仅消除燃煤锅炉的环境污染，简化了生产工艺，还将由于系统电力、蒸汽的燃料CH4及制氢尾气(33A)、甲烷尾气(40C)均来自生产煤焦油后的原料煤，从而有效增加了焦油即燃油芳烃与煤制天然气的产量比率，进而提高了本案的经济效益.
附图说明
图1为本发明所述的加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油芳烃方法的煤气炉主要结构与工艺流程简图。
图中：
1.蒸汽氧气气化剂进口；
2.煤气炉夹套壳体的冷却水进口；
3.水煤气出口；
4.半焦加氢层进口；
4A.上层焦炭加氢层进口；
4B.下层焦炭加氢层进口
5.富烃氢煤气出口；
6.煤气炉夹套壳体的冷却水出口；
7.入炉干原料煤；
7A.湿原料煤；
7B.入炉原料煤干燥装置；
8.煤锁；
9.布煤器；
10.干燥层；
11.干馏层；
12.搅拌器；
13.半焦加氢气化层；
14.半焦加氢层；
15.上层焦炭加氢气化层；
16.上层焦炭加氢层；
17.下层焦炭加氢气化层；
17A.下层焦炭加氢层；
18.人孔；
18A.残焦聚集层；
18B.卸料结构；
19.煤气集气区；
20.水煤气反应层；
21.氧化燃烧层；
22.灰渣层；
23.煤气炉承压夹套壳体；
23A.煤气炉夹套循环冷却水气液分离器，即夹套汽包；
23B.夹套蒸汽及管路；
24.灰锁；
25.炉渣；
26.开车蒸汽及管路；
27.气化用氧气及管路；
27A.用氧气气提水蒸汽的饱和塔(回收水煤气洗涤水中的蒸汽热量)；
28.饱和了水蒸汽的氧气及管路；
28A.含过热蒸汽的富氧水蒸汽及管路；
28B.水煤气除尘器；
29.蒸汽过热器；
30.水煤气余热蒸汽锅炉；
31.水煤气洗涤与煤气余热回收装置；
32.水煤气CO变换工序；
32A.无机煤气水处理工序；
33.CO2、H2S酸气脱除工序；
33A.酸气脱除工序排除的具有回收价值的可燃尾气及管路，去尾气燃烧锅炉；
33B.补充氢气及管路，用于补充煤加氢反应所消耗的氢气；
33C.硫化氢及管路，去克劳斯硫回收工序33D；
33D.克劳斯硫回收工序
34.高浓度CO2及管路；
34A.去饱和塔27A的高浓度CO2及管路，用于气提回收溶解在循环热水中的氧气；
35.氢气总管；
35A.氢气循环机；
35B.氢气加热器；
36.开车时入炉氮气或氢气电加热装置；
36A.入炉氢气及总管；
37.焦油粉尘分离器；
38.富烃氢煤气余热回收工艺装置；
38A.循环导热液及回路，用于将富烃氢煤气的热量转移到原煤常压干燥装置7B中；
39.富烃氢煤气冷却及油水分离工艺装置；
39A.分离出来的煤焦油和水；
40.H2S、COS、CO、CO2酸气、氢气、甲烷分离工艺装置；
40A.循环氢气及管路，来自分离工艺装置40，去氢气总管35；
40B.H2S、COS及管路，来自分离工艺装置40，去去克劳斯硫回收工序33D；
40C.CO、CO2及管路，来自分离工艺装置40，去燃机尾气锅炉45；
40D.分离工艺装置40分离出来的煤制天然气甲烷产品；
40F.氢气及管路，来自分离工艺装置40，去煤焦油加氢制燃油芳烃装置42；
40E.用于燃机动力的煤制天然气及管路；
41.煤焦油煤气水分离装置；
41A.煤焦油及管路；
41B.有机煤气水及管路；
41C。有机煤气水处理装置；
42.煤焦油加氢制燃油芳烃工序；
42A.燃油产品；
42B.芳烃产品；
43.将天然气热能转化为机械动力的燃气轮机装置；
44.将机械动力转化为电力的发电机组；与燃气轮机组合，可进行天然气与电力产出比例调节，以保证联产装置效益最大化。
45.燃机尾气锅炉，利用燃机尾气中富含的氧气及热量，燃烧工艺尾气中的可燃组分生产高压蒸汽；
46.蒸汽透平；
46A.燃油、芳烃和酚、氨副产物回收等用蒸汽及管路；
47.深度节能空冷岛，用于将蒸汽透平排出的乏汽冷凝成液态水；
48.空气压缩机，为制氧提供压缩空气；
48A.制氧用的压缩空气及管路；
49.电动/发电机，动力蒸汽不足时加电助力空压机保证出力，动力蒸汽过剩时发电；
50.制氧车间；
A-氢煤气段；
B-水煤气段；
C.-中间集气盒；
D.-氢煤气段热电偶插入口；
E.-水煤气段热电偶插入口；
G.段间过渡段。
具体实施方式
关于气化炉：首先将含有水煤气段和氢煤气段的加压煤气炉、各工艺单元设备设计、制造完成，然后运至安装现场安装就位、工艺配管、电气仪表安装、防腐保温、系统试漏、试压、调试合格，使其具有设计要求的结构与功能。
然后在水煤气段的炉篦上依次铺上300mm厚的煤气炉灰渣，水蒸汽气化层所需的粒度 20～80mm，厚度2000mm的焦炭；在氢煤气段(A)的焦炭加氢气化层加入粒度20～80mm，厚度 3000mm焦炭，在半焦加氢气化层加入3000mm厚的半焦，在干馏层加入粒度20～80mm，2000mm 厚的弱粘煤、或不粘煤，在干燥层加入粒度20～80mm，厚度1000mm的弱粘煤、或不粘煤。
①将空气以每小时5000～10000Nm3的流量，以50℃/h的温升速率送入炉内，在富烃氢煤气出口放空；大约在6小时左右，由于焦炭的燃点大约在350℃，水煤气段的氧气燃烧层将开始出现温度超过入炉空气温度的现象，当氧气燃烧层迅速升高达到700℃左右，将放空改在水煤气段的水煤气出口管后放空；可在入炉空气中适量加入氮气，减少其O2含量，以控制氧气燃烧层升温速率在100℃/h左右，当氧气燃烧层温度达到900～1000℃后，逐步将空气升温改为氧气水蒸汽混合气化剂，并控制其温度不再上涨，以防水煤气段超温结疤。
②将与水煤气出口烟气等温的热氮气，以每5000～10000Nm3/h的流量，通过氢煤气段的氢气进口加入氢煤气段(A)，并在氢煤气出口放空，为进一步加热氢煤气段的焦炭、半焦和原料煤，热氮气中可补入适量空气(实际上是补入氧气，注意：焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度均不得超过900℃，)以利用氧气与焦炭的燃烧热加快升温速率；
③当氢煤气段干馏层温度大于400℃是可实时启动搅拌器低速运转，加煤装置启动自控回路，以便适时自动加入原料煤。
④当焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度达到600上℃，以每小时1MPa的速率开始系统升压，其升压过程中要尽量注意：减小水煤气出口与氢气进口的压差趋近于零，以防止氢煤气段的气体下行进入水煤气集气器从水煤气出口流出。
⑤当压力升到2MPa时将加入热氮气中的氧气关掉30分钟后，或关掉氧气，热点温度下降100℃后，将热氮气入炉改为热氢气以5000～10000Nm3/h的流量入炉，使氢煤气段转入制富烃氢气煤气工艺，并逐步以每小时1MPa的速率升高，最终将压力稳定在工艺规定压力。
炉温控制：
水煤气段通过入炉汽氧比，控制其氧气燃烧层温度在灰熔点以下30～80℃；氢煤气段通过控制氢气温度和氢气中甲烷含量，控制半焦加氢段的最高温度≤灰融点T2温度；
富烃氢煤气成分控制：富烃氢煤气中甲烷含量根据煤种活性、挥发分，通过控制入炉氢气流量、温度、甲烷含量，最终控制富烃氢煤气中甲烷含量在30～60％，煤焦油50～300g/Nm3，调节煤焦油即燃油与天然气的产率。
关于富烃氢煤气热回收、净化、分离和无氧制烯烃：
由于富烃氢煤气中含有的水汽全部来自原料煤，即入炉煤的水分含量是富烃氢煤气出炉温度关键决定因素，也是煤气废水量的关键因素，所以本案在原料煤入气化炉前增设了原料煤常压干燥装置7B，利用循环导热液及回路38A将富烃氢煤气中的热量转移为原料煤干燥的热源，以减少原料煤中的水分，从而可有效减少煤气的有机废水。
由于富烃氢煤气中水汽大量减少，其余热也大幅减少也带来其设备费用的降低。
由于富烃氢煤气中CO、CO2含量低，在冷却、分离油水后，根据甲烷用途设计不同的分离工艺：若甲烷主要做液化天然气LNG，则采用深冷分离提氢，若甲烷主要用做采用甲烷无氧制烯烃工艺，因甲烷无氧制烯烃工艺压力低，则应采用变压吸附PSA工艺提氢，以大幅降低工艺能耗；若甲烷主要是管输出售，则可采用其它分离工艺，以降低分离成本。
关于水煤气余热回收、净化分离、制氢：
由于本案水煤气原料煤均系加氢气化残焦，所以煤气中没有焦油，甲烷含量也较少，温度在700℃左右，出炉水煤气可采用普通的干法旋风除尘器除掉98％以上得粉尘，再经氢气加热器、蒸汽过热器降温200～300℃，进入余热蒸汽锅炉，将热量转为工艺蒸汽热能，温度降至250℃左右，进入采用2011100943882号专利技术的水煤气洗涤和余热回收装置，将水煤气中的多余水蒸汽转化为入炉气化剂中的水蒸汽，由于煤气中水汽含量过高，将导致CO变换催化剂超温失活，将煤气中多余的水汽转为可以重新入炉的水蒸汽，既保护了CO变换催化剂又获得了气化水蒸汽、还降低了煤气污水排量。
由于水煤气生产的最终目的就是为加氢煤气化和煤焦油加氢制燃油芳烃生产氢气。水煤气中的CO变换，利用其中的水蒸汽，采用变化率95％以上的深度变换，以获得尽量多的氢气，变换后的煤气称为变换气，其成分主要是H2和CO2，由于变压吸附PSA系干法脱碳，且不耗水，工艺简单、能耗低、自动化程度高，氢气收率可达98％，分离出来的CO2，其中含有少量的CO、CH4可燃物应回收利用，其热量大于400kJ/Nm3的CO2，送入燃机尾气锅炉生产蒸汽，实现物尽其用，分离出来的氢气作为富烃氢煤气原料氢气，送入氢气总管。
关于煤焦油加氢制燃油芳烃产率：
吨油耗氢大约800Nm3，当燃油芳烃/天然气产率比为400kg/1000m3时，其氢气消耗体积比为320/2000＝16％，即煤焦油加氢制燃油芳烃需要的氢气只占总氢气用量的1/7.25≈14％；
若期望获得更好的经济效益，需要改变油气(天然气/燃油芳烃)产率比，通过改变气化炉出口温度、进入气化炉的氢气气化剂成分和流量、气化炉工艺压力、加煤速率、氢气与富氧水蒸汽流量比率、原料煤种类均可实现。采用老年无烟煤，没有煤焦油产出，可全产天然气，采用富含煤焦油的低阶褐煤，在加上其它有利于增产煤焦油的工艺操作，可使煤焦油产率达到600kg/km3SNG(SNG-合成天然气)。
Claims (10)
1.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，由原料煤富氧水蒸汽移动床加压气化，煤气洗涤和余热回收、CO变换即CO/H2比例调节、低温甲醇洗酸气脱除，甲烷催化合成，甲烷脱水工艺，燃煤锅炉提供发电、动力蒸汽和工艺蒸汽等系统组成，其特征在于：
将加压移动床煤气化床自上而下设计为氢煤气段(A)、段间过渡段(G)、水煤气段(B)：
氢煤气段(A)，自上而下设计为富烃氢煤气干燥层(10)、富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)、贫甲烷氢煤气半焦加氢气化层(13)、半焦加氢层(14)、上层焦炭加氢气化层(15)，上层焦炭加氢层(16)、下层焦炭加氢气化层(17)、下层焦炭加氢层(17A)结构，运行时分别通过半焦加氢层(14)、上层焦炭加氢层(16)、下层焦炭加氢层(17A)向对应的加氢气化层注入氢气，调控其床层氢气成分、温度，以便为甲烷生成和含量增加提供化学反应推动力；在富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)中设有搅拌器(12)；
段间过渡段(G)，是焦炭加氢反应后的残焦由焦炭加氢层(17A)移动到水煤气段(B)的一段床层，由残焦聚集层(18A)和卸料结构(18B)构成；卸料结构(18B)优选为上大下小的漏斗形卸料斗，卸料斗内承载来自焦炭加氢层(17A)的残焦，并将残焦下泄至水煤气段(B)，卸料斗外为煤气聚集区(19)，同时利用残焦聚集层(18A)和卸料斗(18B)内残焦阻滞水煤气与氢气之间相互串气；卸料斗中部设有中间集气盒(C)，用于收集水煤反应层(20)中部区域的煤气，中间集气盒(C)与煤气聚集区(19)之间用管道联通，以便中间集气盒(C)的煤气进入煤气聚集区(19)；
水煤气段(B)，自上而下设计为水煤气反应层(20)、氧气燃烧层(21)、灰渣层(22)，采用O2和水蒸汽及CO2混合、或O2和CO2混合的气化剂，以来自段间过渡段(18A)的残焦为原料，生产H2和CO的水煤气，为氢煤气段(A)提供H2原料气；
原料煤经煤锁(8)进入加压移动床，在同一连续向下移动的加压气化床层中先后依次：
①在干燥层(10)被～400℃的富烃氢煤气加热、干燥，即脱除水分成为无水原料煤；
②无水原料煤在干馏层(11)中被400～700℃的富甲烷氢煤气热解、干馏、气化，解析煤焦油及氧、氮、硫化合物：CO、CO2、H2O、NH3、H2S、COS成为半焦；
③半焦下移在半焦加氢气化层(13)中被700～800℃的贫甲烷氢气气化成为焦炭气；
④焦炭下移穿过半焦加氢层(14)，在上层焦炭加氢气化层(15)中被800～900℃的氢气气化成为浅残焦；
⑤浅残焦下移穿过上层焦炭加氢层(16)，在下层焦炭加氢气化层(17)中被900～1100℃的氢气气化成为残焦；
⑥残焦下移穿过下层焦炭加氢层(17A)，在段间过渡段G中的残焦聚集层(18A)和(18B)缓慢下移，利用炭层的阻力，阻止水煤气段(B)生产的水煤气与下层焦炭加氢层(17A)的氢气相互串气；
⑦卸料结构(18B)泄下的残焦在水煤气反应层(20)被H2O+CO2气化成为低碳残焦；
⑧最后低碳残焦在氧气燃烧层(21)被蒸汽氧气气化剂中的O2氧化燃烧成为炉渣，即将残余碳元素全部氧化成CO2，为水煤气反应提供热源；
氢气循环机(35A)将制取富烃氢煤气的氢气，先后经氢气加热器(35B)、开车加热装置(36)后、分别经过设有调控阀门的半焦加氢层进口(4)、上层焦炭加氢层进口(4A)、下层焦炭加氢层进口(4B)送入氢煤气段(A)；氢气经下层焦炭加氢层(17A)进入下层焦炭加氢气化层(17)，首先被缓慢下移的残焦加热到900℃左右，由于氢气中甲烷含量远低于平衡浓度，加之局部空速低，十分有利于C+2H2生成CH4并放出热量，使温度上升到1000～1100℃成为高温贫甲烷氢煤气；高温贫甲烷氢煤气上行穿过上层焦炭加氢层(16)并与其加入的低温氢气混合，温度温度降低至800℃左右，进入上层焦炭加氢气化层(15)再次进行C+2H2→CH4反应并放出热量，使温度上升到900～1000℃；成为甲烷含量更高的贫甲烷氢煤气继续上行，穿过半焦加氢层(14)并与其加入的低温氢气混合，温度降至700℃左右，进入半焦加氢气化层(13)主要进行多碳烯烃CnH2n+nH2→nCH4、炔烃CnH2n-2+(n+1)H2→nCH4等不饱和烃加氢快速生成甲烷的反应，温度由700℃升高到800℃左右成为富甲烷氢煤气；富甲烷氢煤气上行进入富甲烷氢煤气加氢干馏层(11)，为煤的热解、干馏、气化提供热量，由于富甲烷氢煤气中氢气、甲烷分压高，不仅有效阻止了固态煤和液态煤焦油裂解时氢气的生成，还大大降低了甲烷的生成率，并迫使煤中的氢元素，更多的结合在煤焦油中，从而增加了煤焦油的产率和煤中氢元素的利用率；由于氢气在此温度、压力下强烈的扩散、渗透作用，氢气还将进入煤粒内部与碳氢化合物CXHY反应，生成更多的多碳饱和烃煤焦油并放出热量，使煤焦油被加热成为气态烃进入气相，富甲烷氢煤气成为600℃左右的富烃氢煤气；富烃氢煤气继续上行进入原料煤干燥层(10)，在加热原料煤的同时，干燥煤中的水分，使原料煤中的吸附水、结晶水，转化为水蒸汽进入富烃氢煤气，富烃氢煤气温度降至400℃左右经其炉壁上部富烃氢煤气出口(5)出炉；
出炉后的富烃氢煤气，经焦油粉尘分离器(37)除去焦油粉尘，经换热器(38)降低温度，再经冷却油水分离器(39)冷却至常温并分离除去油水，进入酸气氢气分离工序(40)，分离出H2S、COS、CO2、CO酸性气体和氢气后，成为符合GB/T 33445-2016标准的煤制合成天然气(40D)；酸气氢气分离工序(40)分离出来的大部分氢气(40A)与水煤气酸气脱除工序(33)来的氢气(33B)，一道进入氢气总管(35)经氢气循环机(35A)升压后，又重新入炉生产富烃氢煤气；酸气氢气分离工序(40)分离出来的氢气中的小部分(40F)，与冷却油水分离器(41)分出的焦油(41A)送入煤焦油加氢制燃油芳烃工序(41)生产燃油(42A)和芳烃(42B)；
由氧气和水蒸汽混合组成的气化剂(28A)从炉底进口(1)入炉后，穿过炉篦自下而上经过灰渣层(22)，吸收其携带的热量，温度升高到600℃左右进入氧气气化燃烧层(21)，气化剂中的氧气使残焦中残存的碳元素迅速燃烧气化，生成CO2并放出大量的热量，使气化剂中的水蒸汽和床层温度达到1000℃以上，灰熔点以下；含有CO2的高温水蒸汽自下而上进入水煤气反应层(20)，将热量传给来自氢煤气段的加氢气化残焦的同时，与残焦中的碳元素进行吸热的水煤气反应C+H2O＝CO+H2，使残焦中的大部分碳元素与水蒸汽中30～40％水分子反应，转化为水煤气中的CO和H2，成为温度在700℃左右的湿热水煤气，水煤气上行进入煤气集气区(19)及中间集气盒(C)，再通过炉壁中部的水煤气出口(3)出炉；
出炉的水煤气经除尘(28B)、氢气加热器(35B)、蒸汽过热装置(29)加热入炉蒸汽后，进入余热蒸汽锅炉(30)生产部分煤气化所需蒸汽后，进入水煤气洗涤装置(31)除去粉尘、胶体、杂盐，水煤气进入CO变换工序(32)，将95％以上的CO通过催化剂进行CO+H2O＝CO+H2变换反应；变换后的煤气称为变换气，其主要成分为H2和CO2；变换气中的CO2酸气及少量的H2S酸气，在酸气脱除工序(33)采用变压吸附PSA分离工艺进行酸气脱除：脱除的H2S(33C)送硫回收装置(33D)制硫磺，可燃组分热值≥400kJ/Nm3以上的部分CO2解吸气(33A)，送入燃气轮机尾气锅炉(45)生产蒸汽，将其中可燃组分转化为蒸汽能源回收利用，酸气脱除工序(33)分离出的氢气作为补充氢(33B)气送入氢气总管(35)。
2.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，正常生产时，整个煤制天然气联产燃油生产系统含空分、制氧、煤焦油加氢、副产物回收、空冷、循环水、三废处理等工艺、设备所需：a电力由自产的天然气(40D)的一部分(40E)经燃机(43)发电机(44)提供；b动力蒸汽由燃烧工艺尾气的燃机余热锅炉(45)提供；c燃油、芳烃分馏和酚、氨副产物回收等加热用蒸汽，由蒸汽透平(46)回收部分动力后的蒸汽(46A)提供，无燃煤蒸汽锅炉运行。
3.加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，正常生产时，入炉的蒸汽氧气气化剂中的蒸汽，由与煤气炉水夹套相联的水夹套汽包(23A)、余热锅炉(30)、CO变换反应热和饱和塔(27A)共同提供；入炉氧气先经饱和塔饱(27A)饱和水蒸汽后，再与除尘蒸汽过热装置(29)来的过热蒸汽混合后经蒸汽氧气气化剂进口(1)入炉；饱和塔(27A)采用ZL2011100943882号专利中传质传热设备(14)、(14A)、(14B)、(14C)结构及相应的介质进出口。
4.根据权利要求1所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，进入氢煤气段(A)氢气气化剂中甲烷≤20％，氢气80～100％，CO+CO2+H2O+N2≤10％，H2S≤0.5％，O2≤0.5％；氢煤气段(A)气化床层高径比为1～8；加氢层数量，根据煤种特点与甲烷、焦油产率确定，数量不限于3层，加氢层间的间距根据煤的加氢化学反应活性确定；水煤气段(B)的残焦气化床层高径比0.5～3.5；在水煤气出口(3)和富烃氢煤气出口(5)设置阻力调节装置，以及时消除下层焦炭加氢层(17A)的氢气与水煤气段(B)的水煤气相互串气。
5.根据权利要求1所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，富烃氢煤气出口(5)气温度300-500℃，优选为400℃；水煤气段(B)最高温度为灰熔点温度以下的干排渣气化方式，或灰熔点温度以上的熔渣气化方式。
6.根据权利要求1所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，通过调整进入半焦加氢层进口(4)、上层焦炭加氢层进口(4A)、下层焦炭加氢层进口(4B)的氢气成分、温度、流量，控制氢煤气段(A)半焦加氢气化层(13)、上层焦炭加氢气化层(15)、下层焦炭加氢气化层(17)、干馏层(11)、干燥层(10)温度，进而控制富烃氢煤气出口(5)气温度和成分。
7.根据权利要求1所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，通过调整进水煤气段(B)的富氧水蒸汽(28A)流量与进入氢煤气段(A)氢气(36A)的流量比例，控制水煤气与富烃氢煤气的产量比例。
8.根据权利要求1所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，加压煤气化床层工艺压力为1～3MPa、或3～6MPa、或6～10MPa；煤焦油加氢制燃油芳烃的工艺压力8～15MPa。
9.根据权利要求1所述的，加压移动床多段加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，入炉煤为褐煤、烟煤、无烟煤，或为加入了催化剂的褐煤、烟煤、无烟煤；煤的粒度6～50mm、或15～80mm、或粒度＜6mm的粉煤；入炉煤为不粘结煤时不设搅拌器。
10.根据权利要求1所述所述的，加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法，其特征在于，氢煤气段(A)和水煤气段(B)分别设有测温热电偶及热电偶插入口(D)和(E)，以便检测、调控其床层温度。
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Legal Events
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| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| GR01 | Patent grant | ||
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