CN110921621B - 一种配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

一种配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺及等温变换炉 Download PDF

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Abstract

本发明涉及到一种配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺及等温变换炉，包括下述步骤：来自粉煤气化的粗煤气分离凝液、预热、脱毒后分两股，第一股净化气为非变换气；第二股净化气进入等温变换炉进行变换反应，得到的一次变换气回收热量后分为两股，第二股一次变换气补入中压饱和蒸汽和中压锅炉水后进入中温绝热变换炉进行二次变换反应；出中温绝热变换炉的二次变换气回收热量后进入低温绝热变换炉进行三次变换反应，出低温绝热变换炉的粗氢气送至下游；第一股净化气与第一股一次变换气汇合得到粗合成气，粗合成气回收热量后送下游。

Description

一种配套粉煤气化的低水汽比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的低水汽比多联产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。如以粉煤为原料的气流床气化技术(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。
一氧化碳变换工序是现代煤化工技术中不可或缺的一环，承担着承上启下的作用。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。煤化工项目下游产品不同，所需合成气的组分不同，对应的变换反应深度及变换工艺也不同。
变换反应是一个放热反应，传统的变换工艺多采用“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。
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，配套粉煤气化的一级变换炉易超温风险，例如实施例1，上游原料气CO干基含量为70％，水汽比为1.1，如此高的CO干基含量进入一级变换炉反应，但变换炉的床层的热点温度却只有400℃，无相关控制手段根本无法实现。如果利用减少绝热炉催化剂装填量，提高反应空速的手段实现，势必造成控制难的问题，特别是低负荷工况运行时。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用于高CO浓度的粗煤气时，能提高装置稳定运行性的配套粉煤气化的低水汽比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：一种配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
①来自粉煤气化的水气比0.5～1.0、190℃～220℃、3.0～4.5MPaG、CO干基含量60v％～80v％的粗煤气经进料分离器分离出冷凝液后，进入粗煤气预热器预热到220℃～260℃后进入脱毒槽；脱除杂质后的净化气分两股，其中占总量5v％～30v％的第一股净化气为非变换气；剩余的第二股净化气进入等温变换炉进行变换反应；
②锅炉水作为取热介质进入所述等温变换炉内将反应热带走，副产的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65v％～95v％的第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入所述第二股一次变换气中调节水气比为0.5～0.8；剩余的第二股中压饱和蒸汽送出界区；
③出等温变换炉的一次变换气温度为270℃～310℃、CO干基含量6.0v％～10.0v％，进入粗煤气加热器预热所述粗煤气，自身温度降至230℃～260℃后分两股，占约15v％～80v％的为第一股一次变换气，剩余的为第二股一次变换气；所述第二股一次变换气与所述第一股中压饱和蒸汽汇合后，再进入静态混合器与第二股中压锅炉水混合后温度为100℃～240℃的中压锅炉水调节温度为220℃～250℃，送入中温绝热变换炉进行变换反应；
④出中温绝热变换炉的二次变换气温度为250℃～290℃、CO干基含量1.3v％～1.7v％、水汽比为0.50～0.65；二次变换气经中压锅炉水加热器回收热量后温度降至210℃～220℃，送入低温绝热变换炉进行变换反应，出低温绝热变换炉的粗氢气温度为215℃～230℃、CO干基含量0.3v％～0.5v％，送至下游工序处理；
⑤所述第一股净化气与所述第一股一次变换气汇合得到粗合成气，粗合成气进入中压锅炉水预热器预热中压锅炉水，温度降至150℃～200℃送至下游工序处理；
⑥来自界外的中压锅炉水温度为90℃～110℃，先经过中压锅炉水预热器升温至150℃～180℃后进入中压锅炉水加热器升温至200℃～250℃后分为两股，第一股中压锅炉水送至所述汽包。
较好的，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，通过第一流量控制阀调节两股净化气的流量分配比例，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。第一股一次变换气的输送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粗合成气的氢碳比为2.0～2.5。
进一步地，所述第二股中压锅炉水的输送管道上设有第一温度控制阀，该温度控制阀关联中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气的温度检测装置，根据中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气的实时温度改变控制阀的开度，从而调节第二股中压锅炉水的流量，以控制调节中温绝热变换炉入口温度在225℃～235℃之间。
进一步地，所述粗煤气预热器并联有调节旁路，调节旁路上设有第二温度控制阀，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。
较好的，所述汽包的安装高度高于所述等温变换炉，所述汽包内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉内将反应热带走，同时副产3.0～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽。该方案节能降耗效果好。
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低水汽比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：
1、本发明制氢气回路利用自产饱和中压蒸汽作为配汽，调节各变换炉进口水汽比，不消耗外来中压过热蒸汽，并能副产中压蒸汽，节能效果显著。
2、高浓度CO的原料气先进入等温变换炉进行变换反应，变换装置不存在超温现象。对于制氢气线，因等温炉下游串联中温绝热变换炉和低温绝热变换炉，等温炉的变换深度的变化不会影响下游系统，装置操作稳定性好。
3、通过设置非变换气副线及串联绝热变换炉，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。
4、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。
5、本发明所提供的等温变换炉根据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。
6、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)、CO含量72v％(干基)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240℃后进入脱毒槽4。经脱毒槽4脱除粉尘等杂质后的净化气分两股，其中占总量约14v％的第一股净化气6为非变换气；剩余的约86v％的第二股净化气5为变换气进入等温变换炉8。
等温变换炉8内设置有换热管束，汽包9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78v％的第一股中压饱和蒸汽19作为工艺蒸汽补入第二股一次变换气16中调节水气比；剩余的第二股中压饱和蒸汽20送出界区。
出等温变换炉8的一次变换气温度为290℃，CO含量8.0v％(干基)。一次变换气进入粗煤气加热器3’预热粗煤气，自身温度降至246℃后分两股，占约42v％的为第一股一次变换气15，剩余的约58v％的为第二股一次变换气16。第二股一次变换气16与第一股中压饱和蒸汽19汇合，调节水汽比为0.65，再通过静态混合器10补入少量温度为230℃的第二股中压锅炉水微调温度，控制第二股一次变换气的温度约为230℃，送入中温绝热变换炉11’进行变换反应。
出中温绝热变换炉11’的二次变换气温度为270℃，CO含量1.5v％(干基)，水汽比为0.55。二次变换气经2#中压锅炉水加热器12’回收热量后温度降至215℃，送入低温绝热变换炉13’进行变换反应，出低温绝热变换炉13’的粗氢气温度为223℃，CO含量0.4v％(干基)送至下游工序处理。
第一股净化气6与第一股一次变换气15汇合得到粗合成气，粗合成气中H2与CO的摩尔比为2.2。粗合成气进入中压锅炉水预热器7预热中压锅炉水，温度降至163℃送至下游工序处理。
来自界外的中压锅炉水温度为104℃，先经过中压锅炉水预热器7升温至168℃后进入中压锅炉水加热器12’升温至230℃后分别两股，第一股中压锅炉水17送至汽包9，第二股中压锅炉水18送至中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气。
第一股净化气6的输送管道上设有第一流量计和第一流量控制阀21’，通过第一流量控制阀21’调节两股净化气的流量分配比例，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。第一股一次变换气15的输送管道上设有第二流量计和第二流量控制阀22，通过第二流量控制阀22调节粗合成气的氢碳比为2.2。
第二股中压锅炉水18的输送管道上设有第一温度控制阀23，该温度控制阀关联中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气的温度检测装置，根据中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气的实时温度改变控制阀的开度，从而调节第二股中压锅炉水的流量，以控制调节中温绝热变换炉入口温度在225℃～235℃之间。
所述粗煤气预热器3’并联有调节旁路，调节旁路上设有第二温度控制阀24，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。
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
Figure BDA0002245302190000101
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。
对于一级变换反应，对比例未叙述如何控制一级变换炉的热点温度，对于配套粉煤气化的高浓度CO含量的粗煤气直接进绝热炉有超温风险，本发明利用等温炉应对高浓度CO含量的粗煤气，通过水移热确保变换装置不超温。对于制氢气线，因等温炉下游同时串联中温绝热变换炉和低温绝热变换炉，等温炉的变换深度的变化以及上游原料气组成变化时不会影响下游系统，装置操作稳定性好。
本发明换热管网简单，减少能量损耗，利用自产蒸汽满足制氢线的水汽比要求，并能副产中压蒸汽外送，节能效果显著。
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 (6)

1.一种配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
①来自粉煤气化的水气比0.5～1.0、190℃～220℃、3.0～4.5MPaG、CO干基含量60v%～80v%的粗煤气经进料分离器分离出冷凝液后，进入粗煤气预热器预热到220℃～260℃后进入脱毒槽；脱除杂质后的净化气分两股，其中占总量5v%～30v%的第一股净化气为非变换气；剩余的第二股净化气进入等温变换炉进行变换反应；
②锅炉水作为取热介质进入所述等温变换炉内将反应热带走，副产的3.0～6.0MPa中压饱和蒸汽返回汽包分液后分为两股，占总量65v%～95v%的第一股中压饱和蒸汽作为工艺蒸汽补入所述第二股一次变换气中调节水气比为0.5～0.8；剩余的第二股中压饱和蒸汽送出界区；
③出等温变换炉的一次变换气温度为270℃～310℃、CO干基含量6.0v%～10.0v%，进入粗煤气加热器预热所述粗煤气，自身温度降至230℃～260℃后分两股，占约15v%～80v%的为第一股一次变换气，剩余的为第二股一次变换气；所述第二股一次变换气与所述第一股中压饱和蒸汽汇合后，再进入静态混合器与第二股中压锅炉水混合后温度为100℃～240℃的中压锅炉水调节温度为220℃～250℃，送入中温绝热变换炉进行变换反应；
④出中温绝热变换炉的二次变换气温度为250℃～290℃、CO干基含量1.3v%～1.7v%、水汽比为0.50～0.65；二次变换气经中压锅炉水加热器回收热量后温度降至210℃～220℃，送入低温绝热变换炉进行变换反应，出低温绝热变换炉的粗氢气温度为215℃～230℃、CO干基含量0.3v%～0.5v%，送至下游工序处理；
⑤所述第一股净化气与所述第一股一次变换气汇合得到粗合成气，粗合成气进入中压锅炉水预热器预热中压锅炉水，温度降至150℃～200℃送至下游工序处理；
⑥来自界外的中压锅炉水温度为90℃～110℃，先经过中压锅炉水预热器升温至150℃～180℃后进入中压锅炉水加热器升温至200℃～250℃后分为两股，第一股中压锅炉水送至所述汽包；
所述第一股净化气的输送管道上设有第一流量计和用于控制所述第一股净化气流量的第一流量控制阀；
所述第一股一次变换气的输送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的氢碳比为2.0～2.5；
所述第二股中压锅炉水的输送管道上设有第一温度控制阀，该温度控制阀关联中温绝热变换炉入口的第二股一次变换气的温度检测装置，控制所述中温绝热变换炉的入口温度在225℃～235℃之间；
所述粗煤气预热器并联有调节旁路，调节旁路上设有第二温度控制阀，该温度控制阀关联所述脱毒槽入口粗煤气温度检测装置，控制脱毒槽入口粗煤气温度比露点温度高20℃～50℃；
所述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低水汽比多联产等温变换工艺，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低水汽比多联产等温变换工艺，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3所述的配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺，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。
5.根据权利要求1 ~ 4中任一项所述的配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺，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%。
6.根据权利要求5所述的配套粉煤气化的低水汽比多联产等温变换工艺，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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