CN111115573A - 一种配套水煤浆气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

Abstract

本发明涉及到一种配套水煤浆气化工艺的多联产等温变换工艺及等温变换炉，包括下述步骤：来自水煤浆气化装置的粗煤气回收热量、分离出冷凝液、换热、脱毒后分为两股，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，汽包内的锅炉水作为取热介质副产中压饱和蒸汽，出等温变换炉的变换气回收热量后分为两股；第一股变换气回收热量后进入低温变换炉进行深度变换反应得到粗氢气，回收热量后送下游；第二股变换气与第一股净化气混合得到粗合成气，回收热量、分离出凝液后送下游。

Description

一种配套水煤浆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，具体指一种配套水煤浆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，资源特定决定了我国的能源化工原料来源必须以煤为主。煤炭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。煤气化技术是煤基化工的核心技术和龙头技术。其中以水煤浆为原料的气化技术是其中一个重要分支，主要有多喷嘴对置式水煤浆气化技术，GE气化技术等。该类气化技术的特点是生产的粗煤气一氧化碳含量V％干基约为38％～50％，水/干气摩尔比约为 1.1～1.7。

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或氢气。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。

目前国内配套水煤浆气化的CO变换制合成气或氢气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，当装置大型化后，会出现等温变换炉的设备尺寸大，造价高，制造、运输困难等一系列问题，同时该工艺不能联产合成气及氢气。

(2)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其系统》，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配套水煤浆气化装置联产合成气及氢气的CO等温变换工艺流程。

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：一种配套水煤浆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：

来自水煤浆气化装置的水气摩尔比1.1～1.7、220℃～250℃、3.5～8.0MPa(G)的粗煤气进入1#低压蒸汽发生器回收热量，副产0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽，粗煤气冷却到210℃～245℃后进入进料分离器，分离出冷凝液后的粗煤气进入粗煤预热器，预热到230～270℃后进入脱毒槽，脱除杂质后的净化气分为两股，其中，占总量10v％～ 45v％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；

汽包内的锅炉水作为取热介质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，中压饱和蒸汽返回汽包分液后送出界区；

等温变换炉出口得到温度为260℃～320℃的变换气进入粗煤气预热器预热所述粗煤气；变换气温度降为250℃～280℃后分为两股，其中，占总量50v％～80v％的第一股变换气进入中压锅炉水预热器，将中压锅炉给水加热到210℃～240℃后送入汽包；第一股变换气温度降为210℃～220℃，再进入低温变换炉进行深度变换反应；在低温变换炉出口得到215℃～230℃的粗氢气进入低压蒸汽过热器，将所述1#低压蒸汽发生器和2# 低压蒸汽发生器副产的低压饱和蒸汽过热至190℃～210℃后送出界区；粗氢气温度降为 180℃～210℃送出界区；

剩余的第二股变换气与所述第一股净化气混合得到粗合成气，粗合成气进入2#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，分液出凝液后进入低压锅炉水预热器，将低压锅炉水加热至130℃～150℃后分别送入所述1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器；所述粗合成气温度降为 140℃～160℃后送下游。

较好的，所述1#低压蒸汽发生器可以并联有第一调节副线，所述第一调节副线上设有第一控制阀；根据所述进料分离器入口粗煤气温度控制所述第一控制阀的开度，控制进料分离器出口粗煤气的水气摩尔比在1.1～1.5之间。

进一步的，所述粗煤气预热器并联有第二调节副线，所述第二调节副线上设有第二控制阀，根据所述脱毒槽的入口粗煤气的温度控制所述第二控制阀的开度，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。

优选述第一股净化气的输送管线上设有第一流量计和第三控制阀，通过第三流量控制阀调节粗合成气的氢碳比；

所述第一股变换气管道上设有第二流量计和第四控制阀，通过第四流量控制阀调整所述粗合成气和所述粗氢气的产量，满足下游不同装置的生产要求。同时调节粗合成气氢碳比的第二股变换气从低温变换炉前引出，能减轻低温变换炉工作负荷。

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；所述粗合成气中H2和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。

本发明解决第二个技术问题所采用的技术方案为：上述各配套水煤浆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：

现有的等温变换工艺都是单一的生产氢气或是合成气，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。以适配不同下游装置，比如合成气线适配下游甲醇合成装置，氢气线适配下游加氢装置。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。

从等温变换炉出口引一股回收中高温余热后与第一股净化气温度相当的变换气作为配氢补入第一股净化气中，可以有效提高装置余热回收的效率。

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℃。在本流程中适配水煤浆气化工艺时，因原料气CO干基含量相对不高(40v％左右)，因此变换炉外区的反应负荷相对于配套粉煤工艺流程大幅降低，因此可以减少外区换热数量，换热管数量可减少15％。同时催化剂床层的轴向温度可进一步缩小至5～10℃。有利于延长催化剂使用寿命，提高CO转化率。进一步降低设备投资和操作费用。

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，来自水煤浆装置的水气摩尔比1.67、246℃、6.3MPa(G)的粗煤气 1’进入1#低压蒸汽发生器4回收热量，副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽，粗煤气冷却降温到235℃后进入进料分离器6分离出冷凝液。

1#低压蒸汽发生器4并联有第一调节副线，第一调节副线上设有第一控制阀C1，通过检测进料分离器入口粗煤气温度调节第一控制阀的开度，从而改变第一调节副线内粗煤气流量，进而控制进料分离器6入口粗煤气的水气摩尔比在1.1～1.5之间，分离出冷凝液后的粗煤气进入粗煤气预热器7预热到260℃后进入脱毒槽8，经脱毒槽8脱除粉尘等杂质后的净化气分为两股，其中占总量约28v％的第一股净化气2’为非变换气，剩余第二股净化气3’进入等温变换炉9进行变换反应。

粗煤气预热器7并联有第二调节副线，第二调节副线上设有第二控制阀C2，第二控制阀关联脱毒槽入口粗煤气的温度检测装置，根据脱毒槽入口粗煤气温度实时调节第二控制阀的开度，从而改变第二调节副线内粗煤气流量，以控制脱毒槽8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。

等温变换炉9内设置有换热管束，汽包10的安装高度高于等温变换炉，汽包内的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉9内将反应热带走，同时副产4.0MPa(G)中压饱和蒸汽，中压饱和蒸汽经汽包10分液后送出界区。

出等温变换炉9的温度为290℃的变换气进入粗煤气预热器7预热粗煤气，变换气温度降为260℃，出粗煤气预热器的变换气分为两股，其中约占总量70v％的第一股变换气12’进入中压锅炉水预热器13’将中压锅炉给水加热至220℃后送入中压汽包10，第一股变换气温度降为215℃，再进入低温变换炉14’进行深度变换反应，低温变换炉14’出口粗氢气温度为220℃。粗氢气进入低压蒸汽过热器15，将1#低压蒸汽发生器4和 2#低压蒸汽发生器17副产的0.45MPa(G)低压饱和蒸汽过热至200℃后送出界区。粗氢气温度降为207℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。粗氢气16中CO干基含量降至0.4％。

剩余的第二股变换气11’与第一股净化气2’混合得到粗合成气，粗合成气中H2和CO的摩尔比约为2.2，粗合成气进入2#低压蒸汽发生器17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18，分液出凝液后的粗合成气进入低压锅炉水预热器19，将低压锅炉水加热至135℃后分别送入1#低压蒸汽发生器4和2#低压蒸汽发生器17。粗合成气温度降为156℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。

第一股净化气2’的输送管道上设有流量计和第三控制阀C3，通过第三控制阀C3控制第一股净化气的分配比例从而调节粗合成气的氢碳比。

第一股变换气12’的输送管道上设有流量计和第四控制阀C4，通过第四控制阀C4改变第一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

以申请号201510107191.6的专利作为对比例，其采用水煤浆造气，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26万Nm³/h，压力为6.3MPaG，温度247℃，CO浓度40％(干基V％)。在此基准下对配套水煤浆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。同时对比例的低温炉(即气冷变换反应器)为保证粗煤气的预热温度，无法降低变换反应温度。众所周知，用于配套制氢装置，CO干基含量要求低，达到此要求必须串联低温变换炉，将变换炉的反应温度控制在215～220℃，此温度有利于CO变换深度反应，高于此温度，很难获得较低CO含量的粗氢气。

本等温变换炉的内、中、外区换热管的设置型式适配水煤浆气化工艺时，因CO干基含量40％左右。因此变换炉外区的反应负荷相对于配套粉煤工艺流程大幅降低，进而可以减少外区换热数量，换热管数量可减少15％。同时催化剂床层的轴向温度可进一步缩小至5～10℃。有利于延长催化剂使用寿命，提高CO转化率。进一步降低设备投资和操作费用。

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 (11)

1.一种配套水煤浆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：

来自水煤浆气化装置的水气摩尔比1.1～1.7、220℃～250℃、3.5～8.0MPa(G)的粗煤气进入1#低压蒸汽发生器回收热量，副产0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽，粗煤气冷却到210℃～245℃后进入进料分离器，分离出冷凝液后的粗煤气进入粗煤预热器，预热到230～270℃后进入脱毒槽，脱除杂质后的净化气分为两股，其中，占总量10v％～45v％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；

汽包内的锅炉水作为取热介质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，中压饱和蒸汽返回汽包分液后送出界区；

等温变换炉出口得到温度为260℃～320℃的变换气进入粗煤气预热器预热所述粗煤气；变换气温度降为250℃～280℃后分为两股，其中，占总量50v％～80v％的第一股变换气进入中压锅炉水预热器，将中压锅炉给水加热到210℃～240℃后送入汽包；第一股变换气温度降为210℃～220℃，再进入低温变换炉进行深度变换反应；在低温变换炉出口得到215℃～230℃的粗氢气进入低压蒸汽过热器，将所述1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器副产的低压饱和蒸汽过热至190℃～210℃后送出界区；粗氢气温度降为180℃～210℃送出界区；

剩余的第二股变换气与所述第一股净化气混合得到粗合成气，粗合成气进入2#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，分液出凝液后进入低压锅炉水预热器，将低压锅炉水加热至130℃～150℃后分别送入所述1#低压蒸汽发生器和2#低压蒸汽发生器；所述粗合成气温度降为140℃～160℃后送下游。

2.根据权利要求1所述的配套水煤浆气化工艺的多联产等温变换工艺，其特征在于所述1#低压蒸汽发生器并联有第一调节副线，所述第一调节副线上设有第一控制阀；根据所述进料分离器入口粗煤气温度控制所述第一控制阀的开度，控制进料分离器出口粗煤气的水气摩尔比在1.1～1.5之间。

3.根据权利要求1或2所述的配套水煤浆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第二调节副线，所述第二调节副线上设有第二控制阀，根据所述脱毒槽的入口粗煤气的温度控制所述第二控制阀的开度，控制脱毒槽入口粗煤气温度高于露点温度20℃～50℃。

4.根据权利要求3所述的配套水煤浆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线上设有第一流量计和第三控制阀，通过第三流量控制阀调节粗合成气的氢碳比；

所述第一股变换气管道上设有第二流量计和第四控制阀，通过第四流量控制阀调整所述粗合成气和所述粗氢气的产量。

5.根据权利要求4所述的配套水煤浆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％；所述粗合成气中H2和CO的摩尔比为2.0～3.0。

6.如权利要求1至5任一项所述的配套水煤浆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。

7.根据权利要求6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。

8.根据权利要求7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。

9.根据权利要求8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。

10.根据权利要求6至9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％。

11.根据权利要求10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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