CN110921619B - 一种配套粉煤气化的多股流co等温变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

一种配套粉煤气化的多股流co等温变换工艺及等温变换炉 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺及等温变换炉，其特征在于来自上游的粗煤气分为非变换气和变换气；所述变换气回收热量、分离出冷凝液后进入2#气冷变换炉加热，脱除杂质后的净化气分为三股；三股净化气分别进入等温变换炉和气冷变换炉进行变换反应，生成的变换气混合后回收热量，再分股分别进入不同的设备回收不同梯度的热量后，与非变换气混合，得到合成气作为原料气送去下游。

Description

一种配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺及等温变换炉
技术领域
本发明涉及到CO变换工艺及设备，尤其涉及一种配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺及等温变换炉。
背景技术
近年来受石油资源日趋紧张影响，我国煤化工进入快速发展阶段。鉴于气流床煤气化技术具有对煤质要求低、合成气有效组分高以及运行费用低等诸多优点，成为现代煤气化技术发展的重点领域。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。
变换工序是水蒸气和CO的等摩尔强放热反应，生成二氧化碳和氢气。对于不同的煤气化技术所生成的粗合成气，下游变换工序的化学反应过程均是相同的，但是变换流程需要根据粗合成气的特点及下游产品所需合成气组分不同进行有针对性的设计。
目前国内在高浓度CO变换流程设计中多采用“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、易设备多、投资大、能耗高、系统压降大、催化剂寿命短等一系列问题。
为了克服传统绝热变换工艺在高浓度CO 变换过程中出现的技术难题，近年来国内工程公司对等温变换和绝热变换两种工艺技术进行了集成创新，开发出很多变换流程。在这些等温变换工艺中，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，各变换炉均是串联在一起，变换气都是全气量通过所有的变换炉，造成变换炉的设备尺寸大，造价高，制造、运输困难。其次，部分等温变换工艺只能副产饱和蒸汽，不能产过热蒸汽，蒸汽品质较低。
（1）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》，其工艺流程设置为：绝热＋等温变换工艺、绝热＋等温＋绝热变换工艺，虽然解决了蒸汽的过热问题，但是该工艺用于高CO浓度的粗煤气时，绝热变换炉存在超温的风险。
（2）如申请号为201410837337.8的中国发明专利申请所公开的《一种一氧化碳浅度转化的方法和系统》，其工艺流程设置为：水煤气全气量通过水移热变换炉，该工艺都只能产饱和蒸汽；水煤气全气量通过水移热变换炉，当装置大型化后，会出现变换炉的设备尺寸大，造价高，制造、运输困难等一系列问题。
（3）如申请号为201510107191.6的中国发明专利申请所公开的《高浓度一氧化碳等温变换工艺及系统》，其工艺流程设置为：等温串气冷串绝热变换工艺、等温串气冷变换工艺、等温串气冷串等温变换工艺，三种工艺都只能产饱和蒸汽，无法过热蒸汽。同时流程设置为先等温后气冷，因等温变换的平衡温距小，一氧化碳变换反应很快达到平衡，反应深度较深，下游系统通过变换反应提供的反应热较少，其反应热很难预热粗煤气，更多的是利用等温变换出口变换气的显热。如需气冷变换反应的反应热满足预热粗煤气，必须控制上游水冷变换炉的变换反应深度，如采用提高空速的方案，则很难应对装置变负荷运行的工况。如采用调整汽包压力的方案，该方案调节范围有限，很难满足装置运行，且蒸汽压力波动势必造成对装置管网的冲击以及应对高压力蒸汽所带来壁厚增加导致的投资增加。
（4）如申请号为201811160885.6的中国发明专利申请所公开的《一种配套粉煤气化的等温变换工艺》，其工艺流程设置为：等温变换＋低温变换工艺，用于制氢。该CO变换技术为了改变水冷炉的床层温度，设置了锅炉循环水泵，汽包内的锅炉水通过强制循环进行水冷炉，与自然循环相比，能耗高，投资大；同时当锅炉循环水泵故障时，锅炉水将无法循环，导致等温炉变绝热炉，出现超温现象，可靠性差；该CO变换技术配套的水冷炉内设置了两组换热管，用于切换，结构复杂；受到等温变换炉单炉处理能力的限制，无法大型化；该CO变换技术在低温变换炉进口设置了静态混合器用于调节水气比，由于低温变换炉进口变换气温度较低，存在锅炉水气化不充分，液态水进入低温变换炉内浸泡催化剂的风险。
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用于高CO浓度的粗煤气时，能有效避免绝热变换炉超温并能副产中压过热蒸汽配套粉煤气化的多股流CO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：一种配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
来自粉煤气化装置的190℃～220℃、3.0～4.5MPaG、水气比为0.5~1.0的粗煤气分为两股，其中一股8～55v%的粗煤气为非变换气；另一股45～92v%的粗煤气为变换气；
所述变换气经1#低压蒸汽发生器回收热量后，副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，变换气温度降为185℃~210℃，经进料分离器分离出冷凝液后进入2#气冷变换炉作为取热介质进行预热，被加热到220℃～270℃，进入脱毒槽脱除杂质后得到的净化气分为三股；
占变换气总量40～70v%的第一股净化气送入等温变换炉进行变换反应；所述等温变换炉内设置有换热管束，汽包内的锅炉水作为取热介质进入所述换热管束内将反应热带走，副产3.0～6.0MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸汽经汽包分液后与1#中压蒸汽发生器副产的中压饱和蒸汽汇合送至1#气冷变换炉作为取热介质，得到温度为350℃~420℃的中压过热蒸汽；
占变换气总量5～20v%的第三股净化气进入2#气冷变换炉进行变换反应；2#气冷变换炉变换反应热用于预热变换气，出2#气冷变换炉的温度为230℃～320℃的第三变换气与等温变换炉出口第一变换气混合；
占变换气总量23～43v%的第二股净化气进入1#气冷变换炉进行变换反应；出1#气冷变换炉的温度为370℃~450℃的第二变换气进入1#中压蒸汽发生器，副产3.0～6.0MPaG的中压饱和蒸汽，第二变换气温度降为240℃~320℃；然后与等温变换炉出口第一变换气及2#气冷变换炉出口第三变换气混合成混合气；
所述混合气分两股，占总量7～25v%的第一股混合气进入低压蒸汽过热器，将0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽过热到180℃~250℃，第一股混合气温度降为200℃～250℃；剩余的第二股混合气进入中压锅炉水预热器，用于预热中压锅炉水，混合气温度降为200℃～250℃；换热后的两股混合气再次汇合，进入3#低压蒸汽发生器，副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，混合气温度降为160℃~190℃；
200℃～250℃的非变换气进入2#低压蒸汽发生器副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，温度降为160℃~190℃后进入气液分离器，出气液分离器的非变换气与来自3#低压蒸汽发生器出口的温度为160℃~190℃的混合气混合后得到合成气，控制合成气中的H2和CO的摩尔比为2.0~3.0。
优选所述汽包的安装位置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的换热管束内，以节能降耗。
所述1#气冷变换炉和2#气冷变换炉为内部设置有换热管束的变换炉。
所述1#低压蒸汽发生器并联有第一调温副线，通过检测进料气液分离器出口变换气温度调节第一调温副线内粗煤气流量，从而控制粗煤气的水气比在0.5~1.0之间。
所述粗煤气中CO干基含量大于等于60v%。更好地，CO干基含量为60～80v%。
所述变换气进入1#低压蒸汽发生器回收热量，副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽。
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的多股流CO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。
与现有技术相比，本发明具有以下优点：
1、设置非变换气副线用于调节合成气的组分，增加了装置操作的灵活性，同时降低了去各变换炉的粗煤气流量，有利于减小各变换炉的尺寸，降低装置设备投资。
2、设置两个气冷变换炉，分别用于过热中压蒸汽和预热粗合成气的同时，有效控制床层温度，避免高浓度CO变换炉超温。
3、三个变换炉并联操作，使得进入每个变换炉的气量进一步减少，等温变换炉和气冷变换炉的设备尺寸也可以进一步减小，有利于装置的大型化。
4、等温变换炉的冷却水利用密度差自然循环，安全可靠，能耗低，投资低。
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℃。本等温变换炉的内外区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，意味着剧烈反应的强放热，针对性的设置不同密度的换热管数量，有利于控制局部反应热点温度不超温，有效的保护催化剂，延长了催化剂寿命。
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为本发明实施例的工艺流程图；
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201℃、3.8MPaG、水气比约0.776、CO干基含量约72.1%的粗煤气1’分为两股，其中一股22v%的粗煤气2’为非变换气；另一股78v%的粗煤气3’为变换气。
变换气3’进入1#低压蒸汽发生器4副产0.45MPaG的低压饱和蒸汽，水气比降至0.7，1#低压蒸汽发生器4并联有第一调温副线5，第一调温副线5通过检测进料气液分离器6出口变换气温度调节第一调温副线内粗煤气流量，从而控制粗煤气的水气比不低于0.5，本实施例为0.7。
1#低压蒸汽发生器4出口温度为197℃的变换气经进料分离器6分离冷凝液后进入2#气冷变换炉8的换热管束中作为取热介质取走反应热，同时自身被加热到240℃后进入脱毒槽9，经脱毒槽9脱除粉尘等杂质后的净化气又分为三股。
占总量55v%的第一股净化气10送入等温变换炉15进行变换反应，占总量33v%的第二股净化气11’送入1#气冷变换炉13’进行变换反应，剩余12v%的第三股净化气12’送入2#气冷变换炉8进行变换反应。
等温变换炉15内设置有换热管束，汽包16的安装高度高于等温变换炉15，汽包内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉15内将反应热带走，同时副产3.5MPaG中压饱和蒸汽。等温变换炉15副产的3.5MPaG中压饱和蒸汽经汽包16分液后与1#中压蒸汽发生器14’副产的中压饱和蒸汽汇合，送至1#气冷变换炉13’作为取热介质被过热到380℃，过热后的中压蒸汽送下游用户。
2#气冷变换炉8变换反应所产生的反应热用于预热粗煤气，出2#气冷变换炉8的第三变换气温度为270℃，与出等温变换炉15的第一变换气混合。
出1#气冷变换炉13’的第二变换气温度415℃，进入1#中压蒸汽发生器14’，副产3.5MPaG中压饱和蒸汽，该第二变换气温度降为270℃，然后与等温变换炉15出口的第一变换气以及2#气冷变换炉8出口的第三变换气混合，得到混合气。
混合气分两股，占总量13v%的第一股混合气17进入低压蒸汽过热器19，将0.45MPaG的低压饱和蒸汽过热到200℃，第一股混合气温度降为225℃。剩余第二股混合气18进入中压锅炉水预热器20，用于预热中压锅炉水，第二股混合气温度降为225℃。换热后的两股混合气再次汇合，进入3#低压蒸汽发生器21’继续回收热量，副产0.45MPaG的低压饱和蒸汽，混合气温度降为172℃。
201℃的非变换气2’进入2#低压蒸汽发生器22回收热量，副产0.45MPaG的低压饱和蒸汽，非变换气温度降为172℃后进入气液分离器23，出气液分离器23的非变换气与来自3#低压蒸汽发生器21’出口的温度为172℃的混合气混合后得到合成气，合成气中的H2和CO的摩尔比为2.3，合成气进一步冷却分液后送下游装置。
对比例
以采用粉煤气化造气的年产100万吨/年甲醇装置为例，进入等温变换装置的有效气（H2+CO）约为26.6万Nm3/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
对比例（高浓度一氧化碳等温变换工艺及系统） 实施例
副产蒸汽品质 饱和蒸汽（低品质） 过热蒸汽（高品质）
等温变换炉尺寸 约φ4200x5700（不利于装置大型化） 约φ3300x4600（有利于装置大型化）
系统调节 系统调节困难（其水冷变换炉变换反应深度影响下游气冷变换反应，进而影响粗煤气的预热。而在线调节水冷变换炉变换反应深度很困难） 控制简单（通过单独并联一路气冷变换炉，有效确保气冷反应的变换反应热满足粗煤气的预热温度）
由表1可以看出，对于粉煤气化造气的甲醇装置，本实施例所采用等温变换技术，能够副产高品质的过热蒸汽，单系列可匹配的不同规模甲醇装置，尤其有利于装置的大型化，如配套单系列180万吨/年甲醇装置。系统调节简单，通过单独并联一路气冷变换炉，有效满足粗煤气的预热温度，避免导致粗煤气预热温度达不到变换催化剂的起活反应温度。在装置运行后期，随着催化剂的老化，反应温度会有所提高，而设置独立的气冷变换炉可有效提高粗煤气的预热温度，满足装置多工况运行。
本等温变换炉的内外区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浓度原料气带来的强放热，针对性的设置不同密度的换热管数量，有利于控制局部反应热点温度不超温，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℃，有效的保护催化剂，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。

Claims (5)

1.一种配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
来自粉煤气化装置的190℃～220℃、3.0～4.5MPaG、水气比为0.5~1.0的粗煤气分为两股，其中占总量8～55v%的一股粗煤气为非变换气；剩余的为变换气；
所述变换气经1#低压蒸汽发生器回收热量后，副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，变换气温度降为185℃~210℃，经进料分离器分离出冷凝液后进入2#气冷变换炉作为取热介质进行预热，被加热到220℃～270℃，进入脱毒槽脱除杂质后得到的净化气分为三股；
占总量40～70v%的第一股净化气送入等温变换炉进行变换反应；所述等温变换炉内设置有换热管束，汽包内的锅炉水作为取热介质进入所述换热管束内将反应热带走，副产3.0～6.0MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸汽返回所述汽包分液后与1#中压蒸汽发生器副产的中压饱和蒸汽汇合送至1#气冷变换炉作为取热介质，得到温度为350℃~420℃的中压过热蒸汽；
占变换气总量5～20v%的第三股净化气进入2#气冷变换炉进行变换反应；2#气冷变换炉变换反应热用于预热变换气，出2#气冷变换炉的温度为230℃～320℃的第三变换气与等温变换炉出口第一变换气混合；
占变换气总量23～43v%的第二股净化气进入1#气冷变换炉进行变换反应；出1#气冷变换炉的温度为370℃~450℃的第二变换气进入1#中压蒸汽发生器，副产3.0～6.0MPaG的中压饱和蒸汽，第二变换气温度降为240℃~320℃；然后与等温变换炉出口第一变换气及2#气冷变换炉出口第三变换气混合成混合气；
所述混合气分两股，占总量7～25v%的第一股混合气进入低压蒸汽过热器，将0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽过热到180℃~250℃，第一股混合气温度降为200℃～250℃；剩余的第二股混合气进入中压锅炉水预热器，用于预热中压锅炉水，混合气温度降为200℃～250℃；换热后的两股混合气再次汇合，进入3#低压蒸汽发生器，副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，混合气温度降为160℃~190℃；
200℃的非变换气进入2#低压蒸汽发生器副产0.4MPaG～1.0MPaG的低压饱和蒸汽，温度降为160℃~190℃后进入气液分离器，出气液分离器的非变换气与来自3#低压蒸汽发生器出口的温度为160℃~190℃的混合气混合后得到合成气，控制合成气中的H2和CO的摩尔比为2.0~3.0；
所述1#低压蒸汽发生器并联有第一调温副线，通过检测进料气液分离器出口变换气温度调节第一调温副线内粗煤气流量，从而控制粗煤气的水气比在0.5~1.0之间；
所述粗煤气中CO干基含量为60~80v%；
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；
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。
2.根据权利要求1所述的配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，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。
3.根据权利要求2所述的配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，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。
4.根据权利要求1至3任一项所述的配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，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道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%。
5.根据权利要求4所述的配套粉煤气化的多股流CO等温变换工艺，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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