CN110898769A - 一种配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉，其特征在于包括下述步骤：来自粉煤气化装置的粗煤气分离出冷凝液、换热、脱毒后分两股，第一股净化气为非变换气；第二股净化气调节水气摩尔比后送入等温变换炉进行等温变换；锅炉水进入等温变换炉内将反应热带走，副产中压饱和蒸汽，出等温变换炉的变换气回收热量后分为两股，第一股变换气进入低温变换炉进行深度变换反应，出口粗氢气回收热量后送下游；第二股变换气回收热量后与第一股净化气混合后得到粗合成气，进一步回收热量并分离出凝液后送下游装置。

Description

一种配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉

技术领域

本发明涉及一种CO变换工艺及设备，具体指一种配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉。

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(如东方炉),该类气化技术生产的粗煤气CO含量高达60v％～80v％(干基)，水气摩尔为0.5～1.0。

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变换的目的是调整合成气中H₂和CO浓度，提供满足工艺要求的合成气或氢气。

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，都是单一的生产合成气或是氢气，缺少联产合成气及氢气的相关工艺。

(1)如申请号201520522410.2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，该工艺不能联产合成气及氢气。

(2)如申请号为201410439881.7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，同时该工艺不能联产合成气及氢气。

发明内容

本发明所要解决的第一个技术问题是针对现有技术的现状提供一种联产合成气及氢气的配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺。

本发明所要解决的第二个技术问题是针对现有技术的现状提供一种撤热均匀、变换反应效率高、设备投资低的等温变换炉。

本发明解决第一个技术问题所采用的技术方案为：一种配套粉煤气化装置联产合成气及氢气的CO等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

①来自粉煤气化装置水气比0.5～1.0、190℃～220℃、3.0～4.5MPa(G)的粗煤气进入进料分离器分离出冷凝液后，进入粗煤气预热器与界区外送来的380℃～430℃、3.8～5.0MPa(G)中压过热蒸汽换热，粗煤气被加热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质，出脱毒槽的净化气分两股，其中，占总量10v％～30v％的第一股净化气为非变换气；剩余的为第二股净化气为变换气；出粗煤气预热器的温度为250℃～300℃的中压过热蒸汽与来自汽包的235℃～275℃、3.0～6.0MPa(G)第一股中压饱和蒸汽混合后补入脱毒槽出口第二股净化气中，将第二股净化气的水气摩尔比调整为1.4～1.8送入等温变换炉；

②所述汽包内的锅炉水进入等温变换炉内将反应热带走，副产3.0～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽，返回汽包分液后分为两股，所述第一股35v％～65v％中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入第二股净化气中，剩余的第二股中压饱和蒸汽送出界区；

③等温变换炉出口温度为260℃～300℃的变换气进入中压锅炉水预热器将中压锅炉水加热至210℃～240℃后送入汽包，变换气温度降为210℃～220℃后分为两股，其中，第一股35v％～80v％变换气进入低温变换炉进行深度变换反应；低温变换炉出口粗氢气温度为215℃～230℃，进入低压锅炉水预热器将低压锅炉水加热至130℃～150℃后送入低压蒸汽发生器回收热量，粗氢气温度降为200℃～215℃送下游装置；

④剩余的第二股变换气进入低压蒸汽过热器，将低压蒸汽发生器副产的0.4～1.0MPa(G)低压饱和蒸汽过热至170℃～210℃后送出界区，第二股变换气温度降为190℃～210℃，与所述第一股净化气混合后得到粗合成气，进入低压蒸汽发生器副产0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽，温度降为160℃～180℃后进入汽液分离器，分离出凝液后送下游装置。

较好的，所述粗煤气预热器可以并联有调节旁路，所述调节旁路上设有温度控制阀，根据所述脱毒槽入口粗煤气的温度调节所述温度控制阀的开度，以改变调节旁路内的流量，从而控制脱毒槽入口粗煤气温度高于露点温度20℃～50℃，以防止粗煤气析水引起脱毒槽净化剂遇水板结失活。

进一步地，所述第一股净化气的输送管道上设有第一流量计和第一流量控制阀，控制所述粗合成气中H₂与CO的摩尔比为2.0～3.0，满足下游装置对合成气氢碳比(H₂/CO)的要求；所述第一股变换气管道上设有第二流量计和第二流量控制阀，通过第二流量控制阀调节所述粗合成气和粗氢气的产量，满足下游不同装置生产的不同要求。

优选所述粗氢气中CO干基含量为0.3v％～0.5v％，满足下游装置对氢气产品中CO含量的限制要求。

本发明解决第二个技术问题所采用的技术方案为：上述各配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺使用的等温变换炉，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；

各所述换热管布置在多个同心圆周线上，各所述换热管在各自的圆周线上均匀布置，并且各所述换热管在各自圆周线上的排布间距自外向内逐渐变大；

各所述换热管的入口分别连接各自对应的冷却水分布管，各所述冷却水分布管均连通冷却水输送管道；各所述换热管的出口分别连接各自对应的汽水收集分布管，各所述汽水收集分布管均连通蒸汽输送管道；

进一步地，各所述冷却水分布管和各所述汽水收集分布管在所述反应腔的横截面上呈放射状布置。该结构能够利用分布管之间的空隙放置多个测温器。测温器的设置数量可根据催化剂床层温度监测要求灵活配置。可以在外区，中区，内区都设置了测温器，分别用于检测三个区的温度分布情况，如实反馈催化剂床层温度分布情况，为等温变换炉稳定运行提供有效的检测手段。

所述冷却水分布管包括间隔布置的冷却水分布短管和冷却水分布长管；所述汽水收集分布管包括间隔布置的汽水收集分布短管和汽水收集分布长管。

所述汽水收集分布长管和所述汽水收集分布短管的外端相对齐，所述冷却水分布长管和所述冷却水分布短管的外端相对齐，并且所述冷却水分布管和所述汽水收集分布管上、下对称布置。

各所述汽水收集分布管通过环状汽水收集管连接所述蒸汽输送管道；各所述冷却水分布管通过环状冷却水连接管连接所述冷却水输送管道；所述汽水收集管和所述冷却水收集管与所述催化剂框同心布置。

各所述换热管按布置密度在所述反应腔的横截面上分为靠近所述催化剂框的外区、靠近所述合成气收集管的内区以及位于两者之间的中区；

所述汽水收集分布长管连通所对应的外区、中区和内区内的各换热管；所述汽水收集分布短管连通所对应的外区和中区内的各换热管；

所述冷却水分布长管连通所对应的外区、中区和内区内的各换热管；所述冷却水分布短管连通所对应的外区和中区内的各换热管；

布置在所述外区内的换热管数量占总换热管数量的50％～70％，布置在所述中区内的换热管数量占总换热管数量的20％～40％，布置在所述内区内的换热管数量占总换热管数量的8％～15％。

与传统等温变换炉相比，由于中区和内区换热管显著数量减少，同样规模的等温变换炉，换热管数量减少15％～25％，设备投资显著降低。

所述外区内相邻所述换热管之间的环向间距为60～90mm；所述中区内相邻换热管之间的环向间距为80～140mm，所述内区内相邻换热管之间的环向间距为100～160mm；

在同一径线方向上，相邻的所述换热管之间的间距由外向内逐渐变大，且各间距成等差数列排布，公差为3～10mm。

换热管的环向间距与径向间距能根据CO变换反应的特点，很好的控制催化剂床层温差、兼顾催化剂装卸、投资、焊接制造等因素。当换热管间距过大时，换热面积较少，等温变换炉床层撤热少，导致催化剂床层高温差，进而影响反应效率。当换热管间距过小时，换热面积增大，能保证催化剂床层的低温差，提高反应效率，但是投资也将增大，催化剂装卸困难，换热管焊缝太近导致制造困难且焊缝热影响区相互叠加影响焊缝质量。考虑到CO变换反应的特点，粗煤气在等温变换炉内依次流经外区，中区，内区。在外区60％～80％的CO完成变换反应，反应放出大量的热，需要布置较密集的换热管来撤热，因此，在此区域相邻换热管之间的环向间距和径向间距均较小。布置在外区的换热管数量占总换热管数量的50％～70％。随着反应的进行，在中区和内区CO含量逐步降低，反应放热逐渐减少，需要移走的热量也越来越小，换热管之间的环向间距和径向间距逐渐变大，布置的换热管也逐渐稀疏，

本发明具有下述优点：

利用外来中压过热蒸汽预热粗煤气后，再作为工艺气蒸汽补入净化气中调节净化气水气比，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；与利用等温炉出口变换气加热粗煤气相比，操作更灵活，不受开工初期加热用变换气温度偏低的影响。

通过设置非变换气副线及低温变换炉，可同时生产合成气及氢气。满足下游装置不同产品的需求，即一套变换装置同时适配两套独立的下游装置，且可根据下游装置负荷变化，灵活调配非变换气副线及配氢气副线，灵活适配。减少变换装置开停工次数，减少产品气放火炬造成的浪费。

非变换气从脱毒槽出口引出，可有效避免非变换气中夹带的粉尘堵塞后续设备和管道，降低后续换热器中换热管表面结垢的几率，提高换热效率。

本发明所提供的等温变换炉具有下述优点：

根据CO变换反应的特点，与粗煤气进气方向保持一致采用外密内疏的型式布置换热管；通过换热管的疏密布置来匹配催化剂床层的高低温区；即高温区换热管布置较密，低温区换热管布置较疏，同时兼顾换热管焊接、投资、催化剂装卸、催化剂床层温差等要求，能精确控制催化剂床层同平面温差控制在3～5℃，轴向温差控制在5～15℃。本等温变换炉的内、中、外区换热管的设置型式尤其适用于CO干基浓度高于60％的原料气。高CO浓度，意味着初始反应的放热量大，对换热管的布置密度有针对性的分区设置，有利于床层温度均匀分布，避免局部超温，延长了催化剂寿命，同时降低设备投资。

可根据装置规模灵活调整等温变换炉的大小，只需要改变冷却水分布管及汽水收集分布管的长度，和/或增加或减少换热管的圆周数，和/或改变筒体直径，就可以灵活调整等温变换炉的大小以适应不同规模的处理量。

附图说明

图1为本发明实施例工艺流程图；

图2为本发明实施例中所使用等温变换炉的纵向剖视图；

图3为沿图2中A-A线的剖视图；

图4为沿图2中B-B线的剖视图；

图5为图4中C部分的局部放大图；

图6和图7为两种换热管与冷却水分布管(汽水收集分布管)的连接结构示意图。

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2至图7所示，本实施例使用的等温变换炉的结构描述如下：

该等温变换炉包括：

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21，用于装填催化剂，设置在筒体13内，所述催化剂框21与所述合成气收集管道3之间的空腔形成反应腔。催化剂框21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21的上、下端不封闭，催化剂框21内催化剂床层的上、下两端均装填耐火球，催化剂框通过筒体13固定。

所述催化剂框21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套设在所述催化剂框21内。所述催化剂框21与合成气收集管道3之间形成反应腔2b。

催化剂框21的侧壁上均设有通孔(图中未示出)，通孔不仅作为原料气和变换气的流经通道，而且起到气体分布器的作用，使原料气均匀进入反应腔。

本实施例中，筒体、催化剂框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。

合成气收集管道3，用于收集变换气，并将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，与催化剂框同轴线布置，由多段筒体31依次可拆卸连接而成，筒体31长度800～1200mm，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。合成气收集管道3采用可拆卸结构，方便本身拆装，有利于等温变换炉内件的检维修，有利于催化剂的装卸以及后续换热管的泄漏检测、维护及更换。

蒸汽收集管，用于收集汽水混合物，设置在催化剂框上部，分为汽水收集管57和汽水收集分布管55。汽水收集管57为环形管道，与筒体同心布置，环形管道的出口与蒸汽输送管道58连通。环形管道的入口在下方，设有若干个开孔与收集连接管56连通，开孔数量与收集连接管56数量相同。收集连接管56用于连通汽水收集管57和汽水收集分布管55。

汽水收集分布管55，有多根，沿筒体的径向方向成放射状均匀布置，各汽水收集分布管结构相同，按长度分为两组，分别为汽水收集分布短管55a和汽水收集分布长管55b。汽水收集分布短管55a和汽水收集分布长管55b依次交错布置。汽水收集分布管两端设置管帽，汽水收集分布管的出口在上方，出口与收集连接管56连通，收集连接管56数量与汽水收集分布管的数量相同。汽水收集分布管的入口有多个，分别连接各自对应的换热管的出口。

冷却水分布管，用于向各换热管内均匀分配锅炉水，设置在催化剂框下部，结构型式与蒸汽收集分布管相同，包括冷却水连接管52和冷却水分布管54。冷却水输送管道51的出口与冷却水连接管52入口相连，冷却水连接管52的出口与分配连接管53入口连通，分配连接管53的出口与冷却水分布管54入口连通，冷却水分布管54出口与各换热管入口连通。

换热管，有多根，一端连接在冷却水分布管54上，另一端连接在汽水收集分布管55上，平行于炉体1的轴线竖向穿设在催化剂床层内。各换热管布置在反应腔内的多个同心圆周线上，在同一圆周线上的各换热管周向间隔均匀排布，且各换热管沿催化剂框的径向方向呈放射状布置。根据换热管沿环向方向布置的密疏程度不同，沿径向方向由外向内将换热管分为三个区，分别为外区、中区、内区。为便于区别、查看，图4至图5中外区的换热管用带交叉线(“×”)的圆表示，命名为外区换热管41；中间的换热管用实心圆表示，命名为中区换热管42；内侧的换热管用空心圆表示，命名为内区换热管43。

本实施例中，各换热管的布置原则为：周向方向上，外区换热管41环向间距y控制在60～90mm之间；中区换热管42环向间距y控制在80～140mm之间，内区换热管43环向间距y控制在100～160mm之间。同一径线方向上，换热管径向方向的间距x为60～130mm，由外向内逐渐变大，间距成等差数列排布，相邻径向间距相差3～10mm，本实施例间距相差3mm。

各冷却水分布管和各所述汽水收集分布管的同一圆周截面与换热管的连接有多种形式，即分布管的同一截面上可连接多根换热管，其可连接数跟分布管截面的外周长及换热管的大小有关。本实施例中，以各冷却水分布管和各汽水收集分布管的尺寸为DN200、换热管φ25为例，结合内区、中区、外区换热管的疏密形式，以及与冷却水分布管及各汽水收集分布管的对应关系，采用2种典型连接形式。如图6和图7所示，外区换热管密集，各冷却水分布管和各所述汽水收集分布管同一圆周截面与6根换热管连接。中区和内区，各冷却水分布管和各所述汽水收集分布管同一圆周截面与3根换热管连接。简化连接方式，易于标准化，批量工厂化生产预制，生产成本低，质量高。

粗煤气通过粗煤气入口35进入等温变换炉上封头的空腔内，沿原料气通道2a下行，经由催化剂框上的各通孔均匀进入反应腔的催化剂床层，依次经过外区、中区、内区，在各区进行CO变换反应。外区的CO含量>中区的CO含量>内区的CO含量，即外区的反应热>中区的反应热>内区的反应热。在外区完成了60％～80％的CO变换反应，变换反应产生并聚集大量的反应热，需布置较密换热管撤热，随着反应的进行，在中区和内区CO含量逐步降低，反应放热逐渐减少，需要移走的热量也越来越小，布置的换热管较稀。本实施例中，外区的换热管数量占总换热管数量约60％，中区的换热管数量占总换热管数量约30％，内区的换热管数量占总换热管数量约10％。疏密布置换热管有利于均匀撤热，通过换热管的合理布置，催化剂床层同平面温差控制在3～5℃，轴向温差控制在5～15℃。

为监控床层温度的分布情况，本等温变换炉设置多个测温器61，测温器套管平行于炉体1的轴线竖向穿设在催化剂床层内，每个测温器内设有多个测温点，用于监测不同催化剂床层高度的温度分布。测温器是现有技术的一种。因汽水收集分布管沿筒体的径向方向成放射状布置，汽水收集分布短管55a和汽水收集分布长管55b之间的间隙方便测温器61的穿越放置，且该间隙在筒体径向截面上呈均匀状态分布，有利于测温器在筒体径向截面上较均匀分布。测温器的设置数量可根据催化剂床层温度监测要求灵活配置，本实施例中设置了十八组测温器，分布在外区，中区，内区，分别用于检测三个区的温度分布情况。

各换热管呈放射状布置，还方便了催化剂卸料。检修时，对积结的催化剂块，工具可以从相邻放射线之间间隙中插入，以方便敲碎催化剂块；同时也方便了催化剂的装填，装填催化剂时，仅需简单地将催化剂从上方倒入催化剂框内，催化剂颗粒即会沿各换热管之间的间隙下落，并且因为这些间隙自上至下是畅通无阻碍的，因此催化剂下落过程中不会被阻挡，能够均匀地布满整个催化剂框的内腔。

蒸汽输送管道58上设有膨胀节58a，用于吸收热应力。

该等温变换炉的工作原理描述如下：

粗煤气通过粗煤气入口35进入等温变换炉上封头的空腔内，沿粗煤气通道下行，经由催化剂框上的各通孔均匀进入反应腔的催化剂床层，依次经过外区、中区、内区，进行CO变换反应，形成变换气。汽包(图中未示出)内的锅炉水通过自然循环方式经由冷却水输送管、冷却水连接管、分配连接管、冷却水分布管进入各换热管，取走反应腔内的催化剂床层的反应热，生成的汽水混合物通过汽水收集管、收集连接管、汽水收集管、蒸汽输送管道返回汽包进行汽液分离，副产饱和蒸汽。变换气通过合成气收集管3经由合成气输送管道33输送至下游系统。

本实施例中的冷却水分布管和汽水收集分布管可采用标准件，在外区，各换热管与冷却水分布管及汽水收集分布管采用同一种型式连接；在中区和内区，各换热管与冷却水分布管及汽水收集分布管采用同一种型式连接；冷却水分布管与汽水收集分布管上下对称式布置；设备整体结构型式及各换热管结构型式简单，放射状分布管与换热管的连接结构，可实现设备的模块化设计及制造，可有效缩短设备制造周期，降低设备制造成本。

各所述换热管分别连接在呈放射状的各分布管上。分布管在极轴方向设有多个圆周截面；分布管的极轴布置形式有利于换热管外密内疏的布置结构的实现，便于实现标准化模块化制造，有利于工厂化批量制造，缩短设备制造周期，降低设备制造成本，提高设备制造质量。

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232℃后进入脱毒槽4。出脱毒槽4的净化气分两股，其中占总量约20v％的第一股净化气5为非变换气；剩余的约80v％的第二股净化气6为变换气。

粗煤气预热器3’利用外来400℃、4.5MPa(G)的中压过热蒸汽17作为热源，出粗煤气预热器3’温度为283℃的中压过热蒸汽与来自汽包7的250℃、4.0MPa(G)中压饱和蒸汽混合，作为工艺蒸汽补入第二股净化气6中，将第二股净化气6水气比调整为1.6后进入等温变换炉8。所述粗煤气预热器并联有调节旁路，调节旁路上设有温度控制阀C1，该温度控制阀关联脱毒槽入口粗煤气温度检测装置，根据脱毒槽入口粗煤气的实时温度改变控制阀的开度，从而调节调节旁路内的粗煤气流量，以控制脱毒槽入口粗煤气温度比露点温度高20℃～50℃，以防止粗煤气析水引起脱毒槽净化剂遇水板结失活。

等温变换炉8内设置有换热管束，汽包7的安装高度高于所述等温变换炉，汽包内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉8内将反应热带走，同时副产4.0MPa(G)中压饱和蒸汽。等温变换炉8副产的4.0MPa(G)中压饱和蒸汽分为两股，约占51v％的第一股中压饱和蒸汽19作为工艺蒸汽补入第二股净化气6中调节水气比；剩余的第二股中压饱和蒸汽20送出界区。

等温变换炉8出口温度为280℃的变换气进入中压锅炉水预热器9将中压锅炉水加热至230℃后送入汽包7，变换气温度降为215℃，再分为两股，其中约占总量61v％第一股变换气11’进入低温变换炉12’进行深度变换反应，低温变换炉出口粗氢气温度为220℃。220℃的粗氢气进入低压锅炉水预热器13’将低压锅炉水加热至135℃后送入低压蒸汽发生器15，粗氢气温度降为210℃，进一步冷却分液后送下游装置。粗氢气14’中的CO干基含量降至0.4v％。

剩余第二股变换气10进入低压蒸汽过热器18，将低压蒸汽发生器15副产的0.45MPa(G)低压饱和蒸汽过热至180℃后送出界区，变换气温度降为208℃，与第一股净化气5混合后得到粗合成气，粗合成气中H₂与CO的摩尔比为2.2。粗合成气进入低压蒸汽发生器15副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽，温度降为172℃后进入汽液分离器16，分液后的粗合成气进一步冷却分液后送下游装置。

第一股净化气5的输送管道上设有第一流量计和第一流量控制阀C2，通过第一流量控制阀C2调节粗合成气的氢碳比为2.2。第一股变换气11’的输送管道上设有第二流量计和第二流量控制阀C3，通过第二流量控制阀C3改变两股变换气的分配比例，从而调整粗合成气和粗氢气的产量，满足下游不同装置的生产要求。

对比例

以CN201410439881.7作为对比例，其采用粉煤气化造气，配套年产50万吨/年甲醇装置及制氢规模13万Nm³/h(以氢计)，进入等温变换装置的有效气(H₂+CO)约为26.6万Nm3/h，压力为3.8MPaG,温度201℃，CO浓度72.1％(干基V％)。在此基准下对配套粉煤气化的等温变换技术进行对比见表1。

表1

由表1可以看出，常规流程设置只能适配单一装置，无法同时适配两套独立的装置，装置操作灵活性差，当下游装置停车时，变换装置要么停车，要么将氢气放火炬。而本流程可同时适配两台独立的装置，操作灵活性好，当任一下游装置负荷变化或停车时，变换装置的制氢线和制合成气线之间的负荷可灵活调配，减少装置的开停工次数，减少产品气放火炬带来的浪费。由表1可以看出，用于制氢时，当产品气的CO干基含量达到0.4％时，设置3台变换炉，没有充分发挥等温变换炉的优势，本流程仅设置2台变换炉，减少换热管网，降低项目投资。

本等温变换炉的内、中、外区换热管的设置型式尤其适用于CO干基浓度高于60％的原料气。在本实施例中，针对高CO浓度初始反应的放热量大的特点，对换热管的布置密度有针对性的分区设置，，有利于床层温度均匀分布，能精确控制催化剂床层同平面温差控制在3～5℃，轴向温差控制在5～15℃，避免局部超温，延长了催化剂寿命。而现有技术的等温变换炉，床层温度相差较大，外区催化剂热点温度高，影响催化剂寿命。

其次，由于本发明中的等温变换炉可根据装置规模灵活调整炉的大小，只需要改变冷却水分布管及汽水收集分布管的长度，和/或增加或减少换热管的圆周数，和/或改变筒体直径，就可以灵活调整变换炉的大小以适应不同规模的处理量。

Claims (10)

1.一种配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

①来自粉煤气化装置水气比0.5～1.0、190℃～220℃、3.0～4.5MPa(G)的粗煤气进入进料分离器分离出冷凝液后，进入粗煤气预热器与界区外送来的380℃～430℃、3.8～5.0MPa(G)中压过热蒸汽换热，粗煤气被加热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质，出脱毒槽的净化气分两股，其中，占总量10v％～30v％的第一股净化气为非变换气；剩余的为第二股净化气为变换气；出粗煤气预热器的温度为250℃～300℃的中压过热蒸汽与来自汽包的235℃～275℃、3.0～6.0MPa(G)第一股中压饱和蒸汽混合后补入脱毒槽出口第二股净化气中，将第二股净化气的水气摩尔比调整为1.4～1.8送入等温变换炉；

②所述汽包内的锅炉水进入等温变换炉内将反应热带走，副产3.0～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽，返回汽包分液后分为两股，占总量35v％～65v％的第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入第二股净化气中，剩余的第二股中压饱和蒸汽送出界区；

③等温变换炉出口温度为260℃～300℃的变换气进入中压锅炉水预热器将中压锅炉水加热至210℃～240℃后送入汽包，变换气温度降为210℃～220℃后分为两股，其中，占总量35v％～80v％的第一股变换气进入低温变换炉进行深度变换反应；低温变换炉出口粗氢气温度为215℃～230℃，进入低压锅炉水预热器将低压锅炉水加热至130℃～150℃后送入低压蒸汽发生器回收热量，粗氢气温度降为200℃～215℃送下游装置；

④剩余的第二股变换气进入低压蒸汽过热器，将低压蒸汽发生器副产的0.4～1.0MPa(G)低压饱和蒸汽过热至170℃～210℃后送出界区，第二股变换气温度降为190℃～210℃，与所述第一股净化气混合后得到粗合成气，进入低压蒸汽发生器副产0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽，温度降为160℃～180℃后进入汽液分离器，分离出凝液后送下游装置。

2.根据权利要求1所述的配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺，其特征在于所述粗煤气预热器并联有调节旁路，所述调节旁路上设有温度控制阀，根据所述脱毒槽入口粗煤气的温度调节所述温度控制阀的开度，以改变调节旁路内的流量，从而控制脱毒槽入口粗煤气温度高于露点温度20℃～50℃。

3.根据权利要求1或2所述的配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺，其特征在于所述第一股净化气的输送管道上设有第一流量计和第一流量控制阀，控制所述粗合成气中H₂与CO的摩尔比为2.0～3.0；所述第一股变换气管道上设有第二流量计和第二流量控制阀，通过第二流量控制阀调节所述粗合成气和粗氢气的产量。

4.根据权利要求3所述的配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺，其特征在于所述粗氢气中CO干基含量为0.3v％～0.5v％。

5.如权利要求1至4任一项所述的配套粉煤气化工艺的多联产等温变换工艺所使用的等温变换炉，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；

各所述换热管布置在多个同心圆周线上，各所述换热管在各自的圆周线上均匀布置，并且各所述换热管在各自圆周线上的排布间距自外向内逐渐变大；

各所述换热管的入口分别连接各自对应的冷却水分布管，各所述冷却水分布管均连通冷却水输送管道；各所述换热管的出口分别连接各自对应的汽水收集分布管，各所述汽水收集分布管均连通蒸汽输送管道；

各所述冷却水分布管和各所述汽水收集分布管在所述反应腔的横截面上呈放射状布置。

6.根据权利要求5所述的等温变换炉，其特征在于所述冷却水分布管包括间隔布置的冷却水分布短管和冷却水分布长管；所述汽水收集分布管包括间隔布置的汽水收集分布短管和汽水收集分布长管。

7.根据权利要求6所述的等温变换炉，其特征在于所述汽水收集分布长管和所述汽水收集分布短管的外端相对齐，所述冷却水分布长管和所述冷却水分布短管的外端相对齐，并且所述冷却水分布管和所述汽水收集分布管上、下对称布置。

8.根据权利要求7所述的等温变换炉，其特征在于各所述汽水收集分布管通过环状汽水收集管连接所述蒸汽输送管道；各所述冷却水分布管通过环状冷却水连接管连接所述冷却水输送管道；所述汽水收集管和所述冷却水收集管与所述催化剂框同心布置。

9.根据权利要求4至8任一项所述的等温变换炉，其特征在于各所述换热管按布置密度在所述反应腔的横截面上分为靠近所述催化剂框的外区、靠近所述合成气收集管的内区以及位于两者之间的中区；

所述汽水收集分布长管连通所对应的外区、中区和内区内的各换热管；所述汽水收集分布短管连通所对应的外区和中区内的各换热管；

所述冷却水分布长管连通所对应的外区、中区和内区内的各换热管；所述冷却水分布短管连通所对应的外区和中区内的各换热管；

布置在所述外区内的换热管数量占总换热管数量的50％～70％，布置在所述中区内的换热管数量占总换热管数量的20％～40％，布置在所述内区内的换热管数量占总换热管数量的8％～15％。

10.根据权利要求9所述的等温变换炉，其特征在于所述外区内相邻所述换热管之间的环向间距为60～90mm；所述中区内相邻换热管之间的环向间距为80～140mm，所述内区内相邻换热管之间的环向间距为100～160mm；

在同一径线方向上，相邻的所述换热管之间的间距由外向内逐渐变大，且各间距成等差数列排布，公差为3～10mm。

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