CN110803677B - 一种双汽包等温变换制氢方法及等温变换炉 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种双汽包等温变换制氢方法及等温变换炉，来自粉煤气化装置的粗煤气、分离凝液后、换热、脱毒、调整水气比后进入等温变换炉的第一反应腔进行中温变换反应，副产中压饱和蒸汽，然后进入第二反应腔内进行低温变换反应生成氢气干基含量为50～65v％的粗氢气，副产低压饱和蒸汽；中压饱和蒸汽返回所述第一汽包分液后分为两股，第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入出所述粗煤气预热器的粗煤气中调节水气比，第二股中压饱和蒸汽送出界区；低压饱和蒸汽回收热量后送下游用户；二次变换气继续回收热量后温度降为180℃～200℃后作为粗氢气送下游净化装置。

Description

一种双汽包等温变换制氢方法及等温变换炉

技术领域

本发明涉及到CO变换工艺及化工设备，尤其指一种双汽包等温变换制氢方法及等温变换炉。

背景技术

我国是一个缺油少气富煤的国家，资源特点决定了我国的能源化工原料来源必然以煤为主。煤气化是对煤炭进行化学加工的一个重要方法，是实现煤炭洁净利用的关键。以粉煤为原料的气化技术有shell气化技术，东方炉等，该类气化技术生产的粗煤气CO含量高达60％(V％，干基)以上，水/气比为0.2～1.0。

CO变换工序是现代煤化工技术中不可或缺的一环，发挥着承上启下的作用。CO变换的目的是通过水蒸汽与CO反应，生成二氧化碳和氢气，满足下游氢气用户的需求。

目前国内配套粉煤气化工艺的CO变换制氢工艺流程设计多采用“多段绝热反应+间接热能回收”的方式设置流程，该工艺存在易超温、流程长、设备多、投资大、能耗高、系统压降大、催化剂寿命短等一系列问题。

近年来开发的等温变换制氢工艺中，无论是绝热变换串等温变换工艺、还是等温变换串绝热变换工艺、或是双等温变换炉串联工艺，也至少需要设置两台以上的变换炉才能满足变换反应深度要求。

如申请号为CN201520522410.2的中国专利申请所公开的《去除粗煤气中CO的等温变换系统》，其工艺流程设置为等温+绝热，该工艺设置了二台变换炉才满足变换反应深度要求。

再如申请号为CN201410439881.7的中国发明专利申请所公开的《一种用于高浓度CO原料气的绝热串等温变换工艺》，该专利的实施例2工艺流程设置为：绝热+等温+绝热三级耐硫变换，该工艺设置了三台变换炉才满足变换反应深度要求。

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只需要一台等温变换炉就能满足反应深度要求的双汽包等温变换制氢方法。

本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状提供一种能同时进行中温CO变换和低温CO变换的等温变换炉。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种双汽包等温变换制氢方法，其特征在于包括下述步骤：

来自粉煤气化装置水气比0.7～0.9、200℃～250℃、3.0～6.5MPa(G)的粗煤气经进料分离器分离冷凝液后，进入粗煤气预热器与界外送来的380℃～430℃、3.8～7.0MPa(G)的中压过热蒸汽换热，被加热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质；出粗煤气预热器的温度为270℃～320℃的中压过热蒸汽与来自第一汽包的235℃～285℃、3.0～7.0MPa(G)中压饱和蒸汽混合后，补入从脱毒槽出来的粗煤气中，粗煤气水气比调整为1.5～2.0后进入等温变换炉；

所述粗煤气首先进入等温变换炉的第一反应腔进行中温变换反应，生成一次变换气；第一汽包内的锅炉水进入所述第一反应腔内的第一换热管内取走反应热，副产中压饱和蒸汽；

所述一次变换气进入所述等温变换炉的第二反应腔内进行低温变换反应，生成二次变换气；第二汽包内的锅炉水进入所述第二反应腔内的第二换热管内取走反应热，副产低压饱和蒸汽；

粗煤气在等温变换炉中发生CO变换反应生成粗氢气，粗煤气中CO干基含量由60～80v％降为0.3～0.4v％，等温变换炉出口得到氢气干基含量为50～65v％、温度为200℃～230℃的粗氢气即二次变换气。

所述中压饱和蒸汽返回所述第一汽包分液后分为两股，第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入出所述粗煤气预热器的粗煤气中调节水气比，第二股中压饱和蒸汽送出界区；所述低压饱和蒸汽返回所述第二汽包分液后送至低压蒸汽过热器与二次变换气换热，过热到190℃～210℃送下游用户；所述等温变换炉出口的二次变换气继续回收热量后温度降为180℃～200℃后作为粗氢气送下游净化装置。

较好的，出所述低压蒸汽过热器的二次变换气温度为200℃～230℃；进入中压锅炉水预热器将100℃～110℃的中压锅炉给水加热至200℃～225℃后送入第一汽包，再进入低压锅炉水预热器将100℃～110℃低压锅炉给水加热至130℃～150℃后送入第二汽包。

进一步地，所述等温变换炉副产3.0～7.0MPa(G)的所述中压饱和蒸汽及0.4～1.0MPa(G)的所述低压饱和蒸汽。

适配上述各双汽包等温变换制氢方法的等温变换炉，其特征在于包括炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；其特征在于：

各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置。

优选所述第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；更好的，第一汽包副产中压饱和蒸汽，第二汽包副产低压饱和蒸汽；

所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；

所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口。

作为上述方案的进一步改进，所述催化剂框包括可以内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；

所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；

所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内。

优选所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。

上述各方案中反应腔内所装填的催化剂可以是一种，例如宽温催化剂；优选所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。

较好的，所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4～0.6；

所述换热面积为埋设在催化剂床层内换热管的外表面积。所述第一组换热管的换热面积为各第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管外表面积之和。

所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。

更好的，所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内的换热面积占所述总换热面积的0.06～0.2，以保证进入第二反应腔内的反应气的温度在230℃左右。

所述内筒和所述外筒的横截面与所对应炉体部分的横截面结构相同。

进一步地，还可以在所述第二汽包上设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。通过调节第二汽包产汽压力控制低变反应深度，确保出口的变换气的CO干基浓度<0.4V％。

所述压力控制系统为常规技术。

与现有技术相比，本发明的优点在于：

1)本工艺采用双汽包配合等温变换炉内的两个反应腔，可在同一变换炉内同时进行中温变换反应和低温变换反应，只需一台等温变换炉，就能将CO浓度降低到0.4v％以下。

2)外来中压过热蒸汽预热粗煤气后，再作为工艺气蒸汽补入粗煤气中调节粗煤气水气比，既满足后续变换反应深度要求，又解决了粗煤气的预热问题，可有效解决等温变换工艺中粗煤气预热困难的问题；

3)同时副产中压饱和蒸汽和低压过热蒸汽；

4)本发明独创的等温变换炉，将低温CO变换和中温CO变换反应集成在一个反应炉内，原料气先经过催化剂外框进行中温变换反应，变换反应热通过中压锅炉水移热副产中压饱和蒸汽，中温变换后的反应气经低压锅炉水降温后进入催化剂内框进行低温变换反应，将其CO干基含量降至0.4％以下，低温变换反应热通过低压锅炉水移热副产低压饱和蒸汽。该系统流程短、设备少、投资低、系统压降小。

附图说明

图1为本发明实施例的工艺流程图；

图2为本发明实施例中等温变换炉的纵向剖视图；

图3为本发明实施例中等温变换炉与两个汽包的连接关系示意图；

图4为沿图2中A-A线的剖视图；

图5为图4中C部分的局部放大图。

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。

本实施例中等温变换炉的结构如图2至图5所示。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。上封头11’上设有人孔14，人孔14上扣盖有人孔盖，原料气入口35设在人孔盖上。

催化剂框，用于装填催化剂，设置在筒体13内，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔。本实施例中的催化剂框包括内筒21和外筒22。

催化剂框的安装结构可根据需要选用现有技术中的任一种。本实施例中催化剂框的上、下端不封闭，催化剂框内催化剂床层的上、下两端均装填耐火球，外筒通过筒体固定，内筒通过两侧的换热管及下侧第一管箱51和第二管箱61支撑。

内筒21套设于外筒22内并与所述外筒22之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道2a；所述合成气收集管道3’套设在所述内筒21内。

所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔2b和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔2c。

内筒21和外筒22的侧壁上均设有通孔(图中未示出)，通孔不仅作为原料气和合成气的流经通道，而且起到气体分布器的作用，使原料气均匀进入第一反应腔内，一次变换气均匀进入第二反应腔内。

本实施例中，筒体、内筒和所述外筒以及合成气收集管道的横截面结构相同，为同心布置的同心圆型结构。

本实施例在第一反应腔和第二反应腔内填充了不同的窄温型催化剂。在第一反应腔内填充了钴钼系中温变换催化剂，在第二反应腔内填充了钴钼系低温变换催化剂。针对各自的反应特点填充不同类型的催化剂，有利于充分利用在特定温度区间内的变换催化剂反应活性，反应速率高，CO转化率高。该方式为优选方式。

低温变换催化剂和中温变换催化剂可根据需要选用现有技术中的任一种。

第一反应腔和第二反应腔内也可以填充相同的宽温型催化剂，宽温型催化剂因需要同时兼顾中温变换和低温变换活性，因此其变换反应速率及CO转化率相对上述窄温型催化剂低。同时宽温型催化剂为兼顾中温和低温催化活性，以牺牲催化剂使用寿命为代价。使用宽温型催化剂可以不设置内筒。

合成气收集管道3’，用于收集二次变换气，并将二次变换气通过合成气输送管道33送出炉体1’，设置在催化剂框内腔的中部位置，由多段筒体31依次可拆卸连接而成，本实施例中相邻筒体31通过法兰34相连接；各筒体31的侧壁上设有多个供二次变换气从催化剂床层进入到合成气收集管道3’内的进气孔(图中未示出)；筒体31的内侧壁上沿轴向方向依次间隔设有多个脚梯32。端盖可拆卸连接在合成气收集管道3’的上端口上，端盖拆开后与上封头内腔以及人孔14相连通，供检修人员进入到合成气收集管道3’中；合成气收集管3’的下端口连接合成气输送管道33。

换热管，有多根，平行于炉体1’的轴线竖向穿设在催化剂床层内，包括由多根第一换热管41组成的第一组换热管以及由多根第二换热管42组成的第二组换热管。各第一换热管41和各第二换热管42在反应腔内的同心圆周线上间隔均匀的排布。

为便于区别，在图4中各第二换热管42以实心圆表示，各第一换热管41以空心圆表示。

其中，各第一换热管41布置在第一反应腔内且靠近外筒。各所述第一换热管的入口通过第一管箱51连接第一冷却水管道52，第一冷却水管道52连接第一汽包6的冷却水出口；各所述第一换热管41的出口通过第一蒸汽收集装置53连接第一蒸汽管道54，第一蒸汽管道54连接第一汽包6的蒸汽入口。第一反应腔通过中压锅炉水移热副产4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，饱和温度约为252℃。

各第二换热管42分为两部分，第一部分布置在第二反应腔内，第二部分布置在第一反应腔内并靠近内筒21设置。本实施例在第一反应腔内布置有2层第二换热管42，优选1～5层。各第二换热管42的入口通过第二管箱61连接第二冷却水管道62，第二冷却水管道62连接第二汽包7的冷却水出口；各第二换热管42的出口通过第二蒸汽收集装置63连接第二蒸汽管道64，第二蒸汽管道64连接第二汽包的蒸汽入口。第二反应腔通过低压锅炉水移热副产0.45Mpa(G)的低压饱和蒸汽，饱和蒸汽温度为155±1℃。

第二汽包上设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。本实施例中的压力控制系统为常规技术。

本实施例中，第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.48；第二组换热管的第二部分的换热面积占总换热面积的0.07，第二组换热管设置在第二反应腔内的第一部分的换热面积占总换热面积的0.45。

第一组换热管的换热面积为各第一换热管在催化剂床层内的外表面积之和；第二组换热管的换热面积为各第二换热管在催化剂床层内的外表面积之和；总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。

为了较好的衔接第一反应腔内的一次变换气进入第二反应腔的初始温度度，在第一反应腔内设置了部分降温用的换热管，即第二组换热管的第二部分，通过较低温度的锅炉水(约155℃的低压锅炉水)与高温一次变换气进行强换热，将一次变换气降低10～40℃，使其在进入第二反应腔内的温度在230℃左右，以符合低温变换反应要求。

第一管箱51和第二管箱61可以为环管结构，两个管箱还可以是上、下叠合布置的箱体结构，两个管箱还可以是管板形式。

第一蒸汽收集装置53和第二蒸汽收集装置63可以是环管，也可以是管箱。

第一蒸汽管道54和第二蒸汽管道64上均分别设有第一膨胀节55和第二膨胀节65，用于吸收热应力。

如图1所示，来自粉煤气化装置水气比0.78、201℃、3.8MPa(G)的粗煤气1经进料分离器2分离冷凝液后，进入粗煤气预热器3预热到250℃后进入脱毒槽4。粗煤气预热器3利用界外送来的400℃、4.5MPa(G)的中压过热蒸汽11作为热源，出粗煤气预热器3温度为270℃的中压过热蒸汽与来自第一汽包6的250℃、4.0MPa(G)中压饱和蒸汽混合后，补入脱毒槽4出口粗煤气中，粗煤气水气比调整为1.6后进入等温变换炉5。

粗煤气通过等温变换炉上的原料气入口35进入等温变换炉上封头的空腔内，沿原料气通道下行，经由外筒上的各通孔均匀进入第一反应腔的催化剂床层，进行中温CO变换反应，形成一次变换气，反应温度为240～280℃。第一汽包6内的锅炉水通过自然循环方式从第一冷却水管道进入各第一换热管41，取走第一反应腔内的催化剂床层的反应热，生成的汽水混合物通过第一蒸汽收集装置、第一蒸汽管道返回第一汽包进行汽液分离，副产4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽。

为了较好的衔接第一反应腔内的一次变换气进入第二反应腔的初始温度，在第一反应腔内设置了部分降温用的换热管，即第二组换热管的第二部分，通过较低温度的锅炉水(约155℃的低压锅炉水)与高温的一次变换气进行强换热，将一次变换气降低10～40℃，使其在进入第二反应腔内的温度在230℃左右，以符合低温变换反应要求。第二反应腔的反应温度为200℃～240℃；得到的二次变换气进入合成气收集管道被送出等温变换炉。粗煤气在等温变换炉中发生CO变换反应生成氢气，粗煤气中CO含量由72％(V％，干基)降为0.4％(V％，干基)，等温变换炉出口得到氢气含量为54.8％(V％，干基)、温度为220℃的粗氢气即二次变换气。

第二汽包7内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉第二反应腔内的第二换热管内，将低温变换反应热带走，副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽。

本实施例中第一汽包6和第二汽包7的安装高度高于等温变换炉，以使其内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉5，节能降耗。

副产4.0MPa(G)的中压饱和蒸汽返回第一汽包分液后，分为两股，第一股作为工艺蒸汽补入出粗煤气预热器的粗煤气中调节水气比，第二股送出界区。

等温变换炉出口的二次变换气温度为220℃，CO干基含量降至0.4V％以下。

0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽返回第二汽包7分液后送至低压蒸汽过热器8与二次变换气换热，被过热到200℃，过热后的低压蒸汽送下游用户。

二次变换气再进入中压锅炉水预热器9将104℃中压锅炉给水加热至210℃后送入第一汽包6，再进入低压锅炉水预热器10将104℃低压锅炉给水加热至135℃后送入第二汽包7，二次变换气温度降为193℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。

Claims (6)

1.一种双汽包等温变换制氢方法，其特征在于包括下述步骤：

来自粉煤气化装置水气比0.7~0.9、200℃～250℃、3.0～6.5MPa的粗煤气经进料分离器分离冷凝液后，进入粗煤气预热器与界外送来的380℃～430℃、3.8～7.0MPa的中压过热蒸汽换热，被加热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质；出粗煤气预热器的温度为270℃～320℃的中压过热蒸汽与来自第一汽包的235℃～285℃、3.0～7.0MPa中压饱和蒸汽混合后，补入从脱毒槽出来的粗煤气中，粗煤气水气比调整为1.5~2.0后进入等温变换炉；

所述粗煤气首先进入等温变换炉的第一反应腔进行中温变换反应，生成一次变换气；第一汽包内的锅炉水进入所述第一反应腔内的第一换热管内取走反应热，副产中压饱和蒸汽；

所述一次变换气进入所述等温变换炉的第二反应腔内进行低温变换反应，生成二次变换气；第二汽包内的锅炉水进入所述第二反应腔内的第二换热管内取走反应热，副产低压饱和蒸汽；

粗煤气在等温变换炉中发生CO变换反应生成粗氢气，粗煤气中CO干基含量由60~80v%降为0.3～0.4v%，等温变换炉出口得到氢气干基含量为50~65v%、温度为200℃~230℃的粗氢气即二次变换气；

所述中压饱和蒸汽返回所述第一汽包分液后分为两股，第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入出所述粗煤气预热器的粗煤气中调节水气比，第二股中压饱和蒸汽送出界区；所述低压饱和蒸汽返回所述第二汽包分液后送至低压蒸汽过热器与二次变换气换热，过热到190℃～210℃送下游用户；所述等温变换炉出口的二次变换气继续回收热量后温度降为180℃～200℃后作为粗氢气送下游净化装置；

出所述低压蒸汽过热器的二次变换气温度为200℃～230℃；进入中压锅炉水预热器将100℃～110℃的中压锅炉给水加热至200℃～225℃后送入第一汽包，再进入低压锅炉水预热器将100℃～110℃低压锅炉给水加热至130℃～150℃后送入第二汽包；

所述等温变换炉副产3.0～7.0MPa的所述中压饱和蒸汽及0.4～1.0MPa的所述低压饱和蒸汽；

所述的双汽包等温变换制氢方法所使用的等温变换炉，包括：

炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；所述催化剂框与所述炉体之间的间隙形成原料气进气通道；

各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置；

第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；

所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；

所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口；

所述催化剂框包括内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；

所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；

所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内；

所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。

2.根据权利要求1所述的双汽包等温变换制氢方法，其特征在于所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。

3.根据权利要求2所述的双汽包等温变换制氢方法，其特征在于所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。

4.根据权利要求1至3任一项所述的双汽包等温变换制氢方法，其特征在于所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4~0.6；

所述第一组换热管的换热面积为各所述第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管的外表面积之和；

所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。

5.根据权利要求4所述的双汽包等温变换制氢方法，其特征在于所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内换热面积占所述总换热面积的0.06~0.2。

6.根据权利要求5所述的双汽包等温变换制氢方法，其特征在于所述第二汽包设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。

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