CN110925722A - 一种配套煤化工装置的等温变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种配套煤化工装置的等温变换工艺及等温变换炉，包括下述步骤：来自煤气化装置的粗煤气分为两股，第一股粗煤气作为非变换气；第二股分离出冷凝液、加热、脱毒、脱毒后分为三股；第一股净化气进入气冷变换炉进行变换反应；另外两股分别送入两台并联设置的等温变换炉进行变换反应；两台等温变换炉共用一个汽包，汽包内的锅炉水进入所述等温变换炉，副产中压饱和蒸汽，出两台等温变换炉的变换气回收热量；中压饱和蒸汽作为气冷变换炉的取热介质，出气冷变换炉的变换气回收热量后与第一股变换气汇流，得到粗合成气。

Description

一种配套煤化工装置的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，具体指一种配套煤化工装置的等温变换工艺及等温变换炉。

背景技术

我国煤炭资源丰富，发展煤化工产业，是解决我国能源与发展矛盾的有效途径之一。对于新建煤化工项目，国家要求采用先进技术，走规模化、大型化的道路。2011年4月《国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知》(发改产业[2011]635号)在煤化工项目规划、规模等方面已做了一些规定，“在新的核准目录出台之前，禁止建设以下项目：年产50万吨及以下经甲醇制烯烃项目，年产100万吨及以下煤制甲醇项目，年产100万吨及以下煤制二甲醚项目，年产100万吨及以下煤制油项目，年产20亿立方米及以下煤制天然气项目，年产20万吨及以下煤制乙二醇项目。

随着煤化工项目规模的不断扩大，CO变换装置的大型化也势在必行。目前已经投入商业运行或在建的大型煤化工项目中，CO变换工艺均采用“多段绝热反应+间接热能回收”多系列并联的方式设置流程，如年产180万吨煤制甲醇项目的CO变换装置需要设置两个系列，年产360万吨煤制甲醇项目的CO变换装置需要设置四个系列。多系列设置带来的不良结果是装置设备数量多、投资大、能耗高、占地面积大，生产管理难度增加。

近年来开发的等温变换技术应用在各种煤气化工艺中，因其具有流程短、变换反应深度容易控制等技术优势倍受人们关注，但该技术也存在以下不足之处：目前的等温变换工艺中，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，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，对于大型煤化工项目，该问题表现的更为突出，流程设置仍需要多系列并联，才能满足生产规模要求。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，该工艺存在变换气需要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、运输困难等一系列问题。对于大型煤化工项目，仍然需要设置多系列并联，才能满足生产要求。

(2)如申请号为201210185731.9的中国发明专利申请所公开的《一种副产高品位蒸汽节能深度转化的水移热变换工艺》，其工艺流程设置为：双等温变换炉串联工艺、绝热+等温变换工艺、绝热+等温+绝热变换工艺，三种工艺都只能产饱和蒸汽，都是变换气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、运输困难等一系列问题。对于大型煤化工项目，仍然需要设置多系列并联，才能满足生产要求。

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流程简单、投资低、占地面积小、系统阻力小、单系列就能满足煤化工项目生产规模要求的配套煤化工装置的等温变换工艺。

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。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种配套煤化工装置的等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

来自煤气化装置的200℃～250℃、3.0～6.5MPa(G)的粗煤气分为两股，占总量5％～30v％的第一股粗煤气作为非变换气；剩余的第二股粗煤气进入粗煤气进料分离器，分离出冷凝液后进入粗煤气加热器加热到220℃～270℃后进入脱毒槽，脱出杂质后的净化气分为三股；

其中占第二股粗煤气总量25v％～40v％第一股净化气进入气冷变换炉进行变换反应，剩余部分平分为两股后分别送入两台并联设置的等温变换炉进行变换反应；

两台等温变换炉共用一个汽包，汽包内的3.5～6.0MPa(G)中压锅炉水作为取热介质进入所述等温变换炉，副产3.5～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽返回所述汽包分液后作为取热介质进入所述气冷变换炉内；两台等温变换炉出口温度为260℃～320℃的第一股变换气汇流进入中压锅炉水预热器；换热后的温度为230℃～250℃的中压锅炉水进入所述汽包；变换气换热后温度降为200℃～220℃；

3.5～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽在所述气冷变换炉内被过热到350℃～420℃送下游用户；气冷变换炉出口温度为370℃～450℃的第二股变换气先进入中压蒸汽发生器副产3.5～6.0MPa(G)中压蒸汽，温度降为330℃～400℃，然后进入粗煤气加热器与粗煤气换热，温度降为220℃～250℃，再进入低压蒸汽过热器，将0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽过热到180℃～250℃，自身温度降为200℃～220℃，与出中压锅炉水预热器的第一股变换气混合后进入3#低压蒸汽发生器，副产0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽，温度降为170℃～200℃；

所述非变换气进入2#低压蒸汽发生器副产低压蒸汽，温度降为170℃～200℃后进入气液分离器，分离出凝液后与来自3#低压蒸汽发生器的第一股变换气汇流，得到粗合成气。

较好的，可以控制所述粗合成气中的H₂和CO的摩尔比为2.0～3.0。

进一步的，所述第二股粗煤气可以先进入1#低压蒸汽发生器与低压锅炉水换热；第二股粗煤气被冷却到185℃～195℃后，再进入所述粗煤气进料分离器；出1#低压蒸汽发生器的0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽与来自所述2#低压蒸汽发生器的低压蒸汽汇流后进入所述低压蒸汽过热器。该方案的优点：降低粗煤气的水气比，控制变换反应器深度，确保粗合成气中的H₂和CO的摩尔比为2.0～3.0。

优选所述汽包的安装高度高于所述等温变换炉，所述汽包内的中压锅炉水利用密度差以自然循环的方式进入所述等温变换炉，以节能降耗。

本发明解决第二个技术问题所采用的技术方案为：上述各配套煤化工装置的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，为反应器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％。

与传统等温变换反应器相比，由于中区和内区换热管显著数量减少，同样规模的反应器，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，反应器床层撤热少，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，粗煤气在反应器内依次流经外区，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，

本发明所提供的等温变换反应器具有下述优点：

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℃。

可根据装置规模灵活调整反应器的大小，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，就可以灵活调整反应器的大小以适应不同规模的处理量。

与现有技术相比，本发明的优点在于：

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。

将两台等温变换炉与气冷变换炉并联，粗煤气分为三股分别进入三个变换炉。粗煤气分流后，进入各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。

气冷变换炉采用中压饱和蒸汽作为取热介质，用于过热等温变换炉和中压蒸汽发生器副产的中压饱和蒸汽，在取走反应热的同时，能提高变换反应深度，且可有效避免变换炉超温。

两台并联的等温变换炉共用一个汽包，进一步降低装置设备投资。可有效降低装置的投资和占地面积。

本配套煤化工装置的等温变换工艺，一套装置就能满足180万吨/年煤制甲醇生产规模的要求；现有与煤制甲醇配套的等温变换工艺，因要求的变换深度较浅，只需要设置一台等温变换炉就能满足工艺要求，受单台等温变换炉处理能力的限制(设备直径和长度及运输要求等的限制)，目前，单套等温变换装置的最大生产能力只能满足约100万吨/年煤制甲醇生产规模。相比较，需要两套90万吨/年的装置并联，才能达到180万吨/年的生产能力。单系列与两系列相比，由于设备数量显著减少，装置占地也减小，装置的总投资也显著降低。

附图说明

图1为本发明实施例1工艺流程图；

图2为本发明实施例2工艺流程图；

图3为本发明实施例中所使用等温变换炉的纵向剖视图；

图4为沿图3中A-A线的剖视图；

图5为沿图3中B-B线的剖视图；

图6为图5中C部分的局部放大图；

图7和图8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3至图8所示，实施例1和实施例2所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，有利于反应器内件的检维修，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5至图6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7和图8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进入反应器上封头的空腔内，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，本反应器设置多个测温器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进入反应器上封头的空腔内，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。

实施例1

如图1所示，来自煤气化装置200℃、3.8MPa(G)的粗煤气1’分为两股，其中占总量10v％的第一股粗煤气2’为非变换气；剩余90v％的作为第二股粗煤气3’经1#低压蒸汽发生器4冷却到192℃后进入粗煤气进料分离器5，分离冷凝液后的粗煤气经粗煤气加热器6加热到250℃后进入脱毒槽7，经脱毒槽7脱除粉尘等杂质后的净化气又分为三股，其中一股约38％的第一股净化气8送气冷变换炉9进行变换反应，剩余62％的净化气10平均分为两股后分别送入两台并联的等温变换炉11’和12’进行变换反应。

两台等温变换炉11’和12’共用一个汽包13’，两台等温变换炉11’和12’出口280℃的第一股变换气混合后进入中压锅炉水预热器14’，将4.5MPa(G)的中压锅炉水预热到240℃后送入汽包13’，第一股变换气温度降为205℃。两台等温变换炉11’和12’副产的4.0MPa(G)中压饱和蒸汽经汽包13’分液后送气冷变换炉9内过热到400℃，过热后的中压蒸汽送下游用户。

气冷变换炉9内设置有换热管束，可将等温变换炉11’和12’及中压蒸汽发生器15副产的中压饱和蒸汽过热到400℃，气冷变换炉9出口430℃的第二股变换气先送入中压蒸汽发生器15副产4.0MPa(G)中压蒸汽，温度降为370℃，然后进入粗煤气加热器6与粗煤气换热，温度降为230℃，再进入低压蒸汽过热器16，将0.45MPa(G)的低压蒸汽过热到200℃，自身温度降为205℃，与来自中压锅炉水预热器14’温度为205℃的第一股变换气混合后进入3#低压蒸汽发生器17，副产0.45MPa(G)的低压蒸汽，温度降为175℃。

200℃的非变换气2’进入2#低压蒸汽发生器18副产0.45MPa(G)的低压蒸汽，温度降为175℃后进入气液分离器19，出气液分离器19的非变换气与来自3#低压蒸汽发生器17温度为175℃的第一股变换气混合后得到粗合成气，粗合成气中的H2和CO的摩尔比为2.3，粗合成气进一步冷却分液后送下游装置。

实施例2

如图2所示，来自煤气化装置200℃、3.8MPa(G)的粗煤气1’分为两股，其中占总量25v％的第一股粗煤气2’为非变换气；剩余75v％作为第二股粗煤气3’经粗煤气进料分离器4分离冷凝液后进入粗煤气加热器5，加热到250℃后进入脱毒槽6，经脱毒槽6脱除粉尘等杂质后的净化气又分为三股，其中一股约36％的第一股净化气7送气冷变换炉8进行变换反应，剩余64％的净化气9平均分为两股后分别送入两台并联的等温变换炉10和11’进行变换反应。

两台等温变换炉10和11’共用一个汽包12’，两台等温变换炉10和11’出口280℃的第一股变换气混合后进入中压锅炉水预热器13’，将4.5MPa(G)的中压锅炉水预热到240℃后送入汽包12’，第一股变换气温度降为205℃。两台等温变换炉10和11’副产的4.0MPa(G)中压饱和蒸汽经汽包12’分液后送气冷变换炉8内过热到400℃，过热后的中压蒸汽送下游用户。

气冷变换炉8内设置有换热管束，可将等温变换炉10和11’及中压蒸汽发生器14’副产的中压饱和蒸汽过热到400℃，气冷变换炉8出口430℃的第二股变换气先送入中压蒸汽发生器14’副产4.0MPa(G)中压蒸汽，温度降为350℃，然后进入粗煤气加热器5与粗煤气换热，温度降为220℃，再进入低压蒸汽过热器15，将0.45MPa(G)的低压蒸汽过热到200℃，自身温度降为205℃，与来自中压锅炉水预热器13’温度为205℃的第一股变换气混合后进入2#低压蒸汽发生器16，副产0.45MPa(G)的低压蒸汽，温度降为175℃。

200℃的非变换气2’进入1#低压蒸汽发生器17副产0.45MPa(G)的低压蒸汽，温度降为175℃后进入气液分离器18，出气液分离器18的非变换气与来自2#低压蒸汽发生器16温度为175℃的第一股变换气混合后得到粗合成气，粗合成气中的H2和CO的摩尔比为2.3，粗合成气进一步冷却分液后送下游装置。

实施效果

以配套年产180万吨煤制甲醇项目配套的CO等温变换装置为例，进入CO等温变换装置的粗煤气约为494600Nm³/h(干基)，压力为3.8MPaG,温度201℃，CO浓度72.1％(干基V％)，在此基准下对现有技术和本发明的技术主要参数进行对比见表1。

表1

	现有技术	实施例
			粗煤气(干基)	494600Nm<sup>3</sup>/h	494600Nm<sup>3</sup>/h
装置数量	两套	一套
			单套装置生产能力	247300Nm<sup>3</sup>/h	494600Nm<sup>3</sup>/h
设备数量	28台	15台
			等温变换炉规格	Φ4600	Φ4600
等温变换炉	2台	2台
			气冷变换炉	无	1台
中压蒸汽	饱和中压蒸汽(低品质)	过热中压蒸汽(高品质)
			装置占地	～4500m<sup>2</sup>	～2500m<sup>2</sup>

由表1可以看出，配套年产180万吨煤制甲醇项目的CO变换装置，如果采用常规的等温变换工艺，需要设置两套装置，采用本发明的工艺技术，只需要设置一套装置就能满足要求。设备数量减少约一半，装置占地减小约45％。其次，现有技术只能生产饱和中压蒸汽，本发明的工艺技术能生产过热中压蒸汽。通过增加气冷变换炉，有效解决了中压蒸汽的过热问题，提高了中压蒸汽品质，与单独设置蒸汽过热炉相比(注：蒸汽过热炉需要消耗燃料气，排烟温度约150℃)，本发明的工艺具有投资省，占地小，热回收率高，能耗低等优点。

Claims (10)

1.一种配套煤化工装置的等温变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

来自煤气化装置的200℃～250℃、3.0～6.5MPa(G)的粗煤气分为两股，占总量5％～30v％的第一股粗煤气作为非变换气；剩余的第二股粗煤气进入粗煤气进料分离器，分离出冷凝液后进入粗煤气加热器加热到220℃～270℃后进入脱毒槽，脱出杂质后的净化气分为三股；

其中占第二股粗煤气总量25v％～40v％第一股净化气进入气冷变换炉进行变换反应，剩余部分平分为两股后分别送入两台并联设置的等温变换炉进行变换反应；

两台等温变换炉共用一个汽包，汽包内的3.5～6.0MPa(G)中压锅炉水作为取热介质进入所述等温变换炉，副产3.5～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽返回所述汽包分液后作为取热介质进入所述气冷变换炉内；两台等温变换炉出口温度为260℃～320℃的第一股变换气汇流进入中压锅炉水预热器；换热后的温度为230℃～250℃的中压锅炉水进入所述汽包；变换气换热后温度降为200℃～220℃；

3.5～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽在所述气冷变换炉内被过热到350℃～420℃送下游用户；气冷变换炉出口温度为370℃～450℃的第二股变换气先进入中压蒸汽发生器副产3.5～6.0MPa(G)中压蒸汽，温度降为330℃～400℃，然后进入粗煤气加热器与粗煤气换热，温度降为220℃～250℃，再进入低压蒸汽过热器，将0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽过热到180℃～250℃，自身温度降为200℃～220℃，与出中压锅炉水预热器的第一股变换气混合后进入3#低压蒸汽发生器，副产0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽，温度降为170℃～200℃；

所述非变换气进入2#低压蒸汽发生器副产低压蒸汽，温度降为170℃～200℃后进入气液分离器，分离出凝液后与来自3#低压蒸汽发生器的第一股变换气汇流，得到粗合成气。

2.根据权利要求1所述的配套煤化工装置的等温变换工艺，其特征在于所述粗合成气中的H₂和CO的摩尔比为2.0～3.0。

3.根据权利要求1或2所述的配套煤化工装置的等温变换工艺，其特征在于所述第二股粗煤气先进入1#低压蒸汽发生器与低压锅炉水换热；第二股粗煤气被冷却到185℃～195℃后，再进入所述粗煤气进料分离器；出1#低压蒸汽发生器的0.4～1.0MPa(G)的低压蒸汽与来自所述2#低压蒸汽发生器的低压蒸汽汇流后进入所述低压蒸汽过热器。

4.根据权利要求3所述的配套煤化工装置的等温变换工艺，其特征在于所述汽包的安装高度高于所述等温变换炉，所述汽包内的中压锅炉水利用密度差以自然循环的方式进入所述等温变换炉。

5.如权利要求1至4任一项所述的配套煤化工装置的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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