CN116924331B - 一种天然气制氢系统 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种天然气制氢系统，包括脱硫单元、氢气提纯单元以及回收单元，脱硫单元包括依次连接的预处理装置和加氢脱硫装置；氢气提纯单元包括依次连接的转化装置、脱CO装置和PSA提纯氢气装置；回收单元包括依次连接的工艺冷凝水回收装置和热回收及产气装置。天然气原料经过所述脱硫单元处理后得到精制原料气，所述精制原料气通过所述转化装置升温得到转化的原料气后，进入所述脱CO装置脱除CO后，经所述PSA提纯氢气装置进行氢气提纯处理；并回收工艺凝结水得到饱和水、余热和饱和蒸汽。本发明通过提高天然气转化制氢装置内的热交换及能量利用情况以降低装置能耗从而降低氢气成本，通过优化工艺流程及设备选型等降低装置能耗。
Description
技术领域
本发明属于气体分离与纯化技术领域，尤其涉及一种天然气制氢系统。
背景技术
目前由于国际油价的不断走高，能源问题已经成为一个世界性的问题，降低能源消耗，不仅符合企业的切身利益，而且给社会带来效益。炼油工业，是能源消耗的重点行业之一，在建设节约型社会活动中起着举足轻重的作用，因此，在建设节约型社会活动中，炼油工业要勇挑重担，从自己做起，优化工艺流程，降低装置的能源消耗。
进入21世纪后，随着人们对自身生存环境的越来越重视，采用轻烃水蒸汽转化工艺的制氢装置是石油化工企业中非常洁净的装置，不仅污染物排放少，而且采用的原料大多是清洁能源天然气。但轻烃水蒸汽转化制氢工艺过程中，变换气冷却过程要分离出大量工艺冷凝水，这部分水约1219kg/h，含CO2约1000ppm，如直接排放，势必污染环境。制氢装置能耗低，装置中大型耗能设备少，主要的耗能设备为原料气压缩机、转化炉、锅炉给水泵。转化炉是制氢装置中最重要的设备，是制氢装置的核心设备，也是装置中消耗燃料气的主要设备，转化炉的燃料气消耗量就是制氢装置的燃料气消耗量，占总生产能耗中大约占了90％左右(进装置生产总耗能)。转化制氢的节能优化不仅需要考虑转化制氢装置本身，还需要考虑全厂氢气需求和公用工程情况。转化制氢装置的节能方案的工艺选择需根据全厂需求进行调整。
PSA变压吸附是氢气分离纯化工艺中的主流技术手段，有如下优点：产品氢气纯度高，可达99.99％以上，是提纯燃料电池车用高纯氢技术中比较成熟的工艺方法。但其也具有一些缺点：多组分气体分离精度不高，产品中的杂质容易超标；单一工艺无法同时分离纯化多种气体；尾气排放造成资源的浪费；膜分离技术以其占地面积小、操作简单、分离效率高、投资及能耗低等明显优势，常与其他分离技术联用，真空、变温吸附作为变压吸附的改良，常用于气体分离与纯化领域。但常因联用不当导致，产率下降、能耗上升，实际效果达不到预期效果而放弃。
现有的制氢系统设备较为繁杂，制备流程较长，制备过程中能耗较高，氢气制备成本较高，不利于氢气成品的生产推广，制约行业的发展。
发明内容
为了解决上述技术问题，本发明提供一种天然气制氢系统，通过提高天然气转化制氢装置内的热交换及能量利用情况以降低装置能耗从而降低氢气成本，通过优化工艺流程及设备选型等降低装置能耗。
为了实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
一种天然气制氢系统，包括脱硫单元、氢气提纯单元以及回收单元，所述脱硫单元包括依次连接的预处理装置和加氢脱硫装置；所述氢气提纯单元包括依次连接的转化装置、脱CO装置和PSA提纯氢气装置；所述回收单元包括依次连接的工艺冷凝水回收装置和热回收及产气装置；天然气原料经过所述脱硫单元处理后得到精制原料气，所述精制原料气通过所述转化装置升温得到转化的原料气后，进入所述脱CO装置脱除CO后，经所述PSA提纯氢气装置进行氢气提纯处理，最终得到产品氢气；并回收工艺凝结水得到饱和水、余热和饱和蒸汽。
一些技术方案中，所述转化装置包括装填有第一催化剂的转化炉和设置在所述转化炉出口的转化气蒸汽发生器，所述第一催化剂用于将所述精制原料气催化转换反应得到转化气；所述脱CO装置包括装填有第二催化剂的中温变换反应器，所述第二催化剂用于催化所述转化气进行变换反应脱除CO得到中变气；所述PSA提纯氢气装置包括至少5个并联的吸附塔和设置在所述吸附塔内的装有氢气吸附剂的吸附床层，所述氢气吸附剂用于吸附所述中变气的杂质气体后，得到所述产品氢气。
一些技术方案中，所述PSA提纯氢气装置还包括解吸气缓冲罐，所述解吸气缓冲罐的出口与所述转化炉连接。
一些技术方案中，所述转化炉包括转化炉对流段、转化炉辐射段、设置在所述转化炉顶部的气体燃料烧嘴和与所述吸附塔的出口连通的氢气回收装置，所述转化炉对流段与所述预处理装置和所述加氢脱硫装置连接，用于将经过预处理的所述天然气原料加热至加氢反应的温度，以及用于将经过脱硫处理的所述精制原料气加热至转化反应的温度；所述转化炉辐射段与所述转化气蒸汽发生器连接，所述转化炉辐射段用于进行所述的转化反应；所述气体燃料烧嘴用于为所述转化炉辐射段提供热量；所述氢气回收装置用于回收所述吸附塔内的氢气。
一些技术方案中，还包括降温装置，所述降温装置设置在所述转化装置与所述脱CO装置之间的管路上，用于将从所述转化炉流出的转化气降温至所述变换反应的温度；所述降温装置包括设置在所述脱CO装置与所述PSA提纯氢气装置之间的管路上的中变气水冷却器，用于对在流入所述PSA提纯氢气装置前的所述中变气降温。
一些技术方案中，还包括调压装置，所述调压装置包括分别设置在所述脱CO装置和所述PSA提纯氢气装置上的调压阀以及设置在所述预处理装置和所述热回收及产汽装置上的增压器。
一些技术方案中，所述工艺冷凝水回收装置包括依次连接的冷凝装置和中变气分水罐，所述中变气分水罐用于工艺蒸汽经所述冷凝装置冷凝后，分离出所述工艺凝结水。
一些技术方案中，所述热回收及产气装置包括依次连接的除盐水预热器和除氧器，所述工艺凝结水与除盐水混合经所述除盐水预热器预热后，进入所述除氧器和水箱进行除氧后，得到除氧水。
一些技术方案中，所述热回收及产气装置还包括中压锅炉给水泵、锅炉给水预热器和中压汽水分离器，所述除氧水经所述中压锅炉给水泵升压预热后，经过所述锅炉给水预热器预热后，进入所述中压汽水分离器，得到所述饱和水。
一些技术方案中，所述转化炉对流段的蒸发段和所述转化气蒸汽发生器与所述热回收及产气装置连接，用于将所述饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器发产生所述饱和蒸汽，所述饱和蒸汽用于造气。
本发明采用以上技术方案至少具有如下的有益效果：
1.本发明提供的制氢系统的生产能耗在石油化工装置相对较低，本制氢系统加工耗总能耗为1558.96kg标油/t氢气，生产规模为3000Nm3/h工业氢气。
2.本发明提供的新型制氢系统，可以降低能耗至单耗0.41标方天然气/标方氢气，而传统能耗约为0.44标方天然气/标方氢气，同时可以副产更多的蒸汽提供给全厂，并且消耗更少的除盐水量、电量、循环水等公用工程量，达到节能的目的。
3.本发明通过优化换热流程，合理利用余热能位，提高有效能效率；设备及管道布置尽量紧凑合理，加强设备及管道保温，从而减少散热损失和压力损失。
4.本发明选用较低的水碳比，进一步降低转化炉的燃料消耗。采用转化炉对流段烟气预热原料流程，取消了原料预热炉，不仅节省了投资，而且降低了总的燃料气的耗量。
5.本发明通过优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化出口温度，增加转化深度，提高单位原料的产氢率，从而降低原料消耗和装置能耗。
6.本发明提供的制氢系统中变气在进水冷却器前充分回收热量，降低进水冷却器温度；采用新型高效机泵，提高能量转换效率。
7.本发明采用PSA净化工艺，简化了制氢流程，提高了氢气质量，降低了单元能耗。
8.本发明将工艺冷凝水经除氧器汽提后直接进入装置的除氧水系统，作为锅炉给水；回收工艺冷凝水，既保护了环境，又减少装置除盐水用量。
具体实施方式
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，在本申请说明书和所附权利要求书中使用的术语“和/或”是指相关联列出的项中的一个或多个的任何组合以及所有可能组合，并且包括这些组合。
在本文中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”“相连”“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。另外，在本申请的描述中，术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
实施例1
本发明提供了一种天然气制氢系统，包括脱硫单元、氢气提纯单元以及回收单元，其中，脱硫单元包括依次连接的预处理装置和加氢脱硫装置。
氢气提纯单元包括依次连接的转化装置、脱CO装置和PSA提纯氢气装置。
回收单元包括依次连接的工艺冷凝水回收装置和热回收及产气装置。
该系统运行过程简述如下：
天然气原料经过脱硫单元处理后得到精制原料气，精制原料气通过转化装置升温得到转化的原料气后，进入脱CO装置脱除CO后，经PSA提纯氢气装置进行氢气提纯处理，最终得到产品氢气；并回收工艺凝结水得到饱和水、余热和饱和蒸汽。
具体的，本发明提供的PSA提纯氢气装置包括至少5个并联的吸附塔和设置在所述吸附塔内的装有氢气吸附剂的吸附床层，氢气吸附剂用于吸附中变气的杂质气体后，得到所述产品氢气。
本发明提供的吸附塔的出口连通的氢气回收装置，用于回收吸附塔内的氢气。
来自中温变换部分的中变气压力1.0MPa.G、温度40℃，进入PSA提纯氢气装置，PSA提氢装置采用五塔流程，具体过程如下：
a)吸附过程
中变气自吸附塔底进入提氢吸附塔，在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中的杂质被吸附下来，未被吸附的氢气作为产品从塔顶流出(其中氢气纯度大于99.999％)，经压力调节系统稳压后送出界区。
当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附，吸附床开始转入再生过程。
b)均压降压过程
这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括了连续多次的均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。
c)顺放过程
这是在均压降压结束后，首先顺着吸附方向将吸附塔顶部的产品氢气快速回收进顺放气罐的过程，这部分氢气将用作吸附剂的再生气源。
d)逆放过程
在均压降压过程结束后，逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.02Mpa(G)左右，此时被吸附的杂质从吸附剂中大量解吸出来，逆放解吸气进入解吸气缓冲罐。
e)冲洗过程
在逆放过程全部结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用顺放气缓冲罐中的氢气逆着吸附方向对吸附床层进行冲洗，进一步降低杂质组分的分压，使吸附剂得以彻底再生，该过程应尽量缓慢匀速以保证再生的效果，冲洗气进入解吸气缓冲罐。
f)均压升压过程
在冲洗再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力氢气依次对该吸附塔进行升压，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程，本流程共包括了连续多次均压升压过程。
g)产品气升压过程
在均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品纯度在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力。
经这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。
5个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作即可实现气体的连续分离与提纯。出PSA提氢装置的产品氢气送出界区，解吸气经稳压调节后去转化炉。
实施例2
在实施例1的基础上，本发明提供的预处理装置包括原料气缓冲罐和增压器，增压器为原料气压缩机；
天然气原料与来自PSA提氢装置的循环氢混合后，进入预处理装置中，在原料气缓冲罐稳压，经原料气压缩机加压至1.6MPaG左右后，进入转化炉对流段进行预热至380℃后，进入加氢脱硫装置。
本发明提供的加氢脱硫装置包括绝热加氢反应器和氧化锌脱硫反应器。进入加氢脱硫装置的原料气，首先进入绝热加氢反应器，先在加氢催化剂的作用下发生反应，使有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌脱硫反应器脱除原料中的硫。精制后的原料气中硫含量小于0.2ppm，烯烃小于1％(v)、氯小于0.2ppm进入转化部分。具体反应为：
烯烃饱和C2H4+H2→C2H6
C3H6+H2→C3H8
C4H8+H2→C4H10
硫醇: RSH+H2→RH+H2S
硫醚: R1SR2+2H2→R1H+R2H+H2S
二硫醚:R1SSR2+3H2→R1H+R2H+2H2S
噻吩:C4H4S+4H2→C4H10+H2S
氧硫化碳:COS+H2→CO+H2S
二硫化碳:CS2+4H2→CH4+2H2S
ZnO(固)+H2S＝ZnS(固)+H2O△Ho 298＝-76.62kJ/mol
本发明提供的转化装置包括装填有第一催化剂的转化炉和设置在转化炉出口的转化气蒸汽发生器，第一催化剂为催化转换反应得到转化气所需的催化剂，用于将精制原料气催化转换反应得到转化气；转化炉包括转化炉对流段、转化炉辐射段和设置在转化炉顶部的气体燃料烧嘴，转化炉对流段与预处理装置和加氢脱硫装置连接，用于将经过预处理的天然气原料加热至加氢反应的温度，以及用于将经过脱硫处理的精制原料气加热至转化反应的温度；转化炉辐射段与转化气蒸汽发生器连接，转化炉辐射段用于进行转化反应；气体燃料烧嘴用于为转化炉辐射段提供热量。
本发明提供的降温装置，设置在转化装置与脱CO装置之间的管路上，用于将从转化炉流出的转化气降温至变换反应的温度；
降温装置还包括设置在脱CO装置与PSA提纯氢气装置之间的管路上的中变气水冷却器，用于对在流入PSA提纯氢气装置前的中变气降温。
精制后的原料气在进入转化炉之前，按照3.0的水碳比与中压水蒸汽混合，再经转化炉对流段(原料预热段)预热至600℃左右，由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，即第一催化剂，在催化剂的作用下，精制原料气与水蒸气发生复杂的转化反应。整个反应过程表现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴燃烧提供。出转化炉的高温转化气(出口温度为840℃)经转化气蒸汽发生器产生中压蒸气后，温度降至340℃，进入脱CO装置。具体反应为：
CnHm+nH2O＝nCO+(n+m/2)H2
CO+3H2＝CH4+H2O △Ho 298＝-206kJ/mol
CO+H2O＝CO2+H2 △Ho 298＝-41kJ/mol
本发明提供的脱CO装置包括装填有第二催化剂的中温变换反应器，第二催化剂为中温变换所需的催化剂，用于催化转化气进行变换反应脱除CO得到中变气；
由转化气蒸汽发生器来的340℃转化气进入中温变换反应器，在中温变换催化剂，即第二催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中CO含量降至4％(干基)左右。中变气经锅炉给水预热器预热锅炉给水、除盐水预热器预热除盐水回收大部分的余热后，再经中变气水冷却器降温至40℃，并经分水后进入PSA提氢装置。
具体反应为：CO+H2O＝CO2+H2△Ho 298＝-41.4KJ/m。
来自脱CO装置的中变气压力1.0MPa.G、温度40℃，进入PSA提氢装置。
本发明提供的调压装置，包括分别设置在脱CO装置和PSA提纯氢气装置上的调压阀以及设置在预处理装置和热回收及产汽装置上的增压器。
本发明提供的工艺冷凝水回收装置包括依次连接的冷凝装置和中变气分水罐，所述中变气分水罐用于工艺蒸汽经所述冷凝装置冷凝后，分离出所述工艺凝结水，冷凝装置包括对未参与转化、变换反应的工艺蒸汽在热交换过程中被冷凝所需的装置。
在转化炉前配入的工艺蒸汽，一部分参与转化、变换反应，另外一部分未反应的则在热交换过程中被冷凝，并在中变气分水罐中被分离出来。分离的工艺凝结水与除盐水混合，再经预热后一起进入除氧器，除氧后作为锅炉给水回收利用，减少脱盐水的用量，也可以送出装置作为它用。
本发明提供的回收单元包括依次连接的工艺冷凝水回收装置和热回收及产气装置。
本发明提供的热回收及产气装置包括依次连接的除盐水预热器和除氧器，工艺凝结水与除盐水混合经除盐水预热器预热后，进入除氧器和水箱进行除氧后，得到除氧水。
本发明提供的转化炉对流段的蒸发段和转化气蒸汽发生器与热回收及产气装置连接，用于将饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器发产生所述饱和蒸汽，饱和蒸汽用于造气。
本发明提供的热回收及产气装置还包括中压锅炉给水泵、锅炉给水预热器和中压汽水分离器，中压锅炉给水泵作为增压器，除氧水经中压锅炉给水泵升压预热后，经过锅炉给水预热器预热后，进入中压汽水分离器，得到所述饱和水。
(1)除盐水除氧装置
自装置外来的除盐水经调节阀调节后与工艺凝结水混合，再经除盐水预热器预热至100℃左右，进入除氧器及水箱进行除氧。经过除氧后的除氧水经过中压锅炉给水泵升压预热后送至中压产汽装置。
(2)中压产汽装置
来自中压锅炉给水泵的除氧水经过锅炉给水预热器预热后进入中压汽水分离器中。饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器发产生2.0MPa(g)饱和蒸汽。该蒸汽一部分供造气装置自用，其余调压至0.8MPa(G)出装置。
利用本发明提供的系统进行天然气制氢，其中，
1、天然气原料规格如表1所示：
表1
2、制氢系统主要产品为工业氢，规格如表2所示：
表2
3、制氢系统的副产品为解吸气，规格如表3所示：
表3
| 序号 | 组分 | 单位 | 数值 |
| 1 | H2O | vol％ | 0.96 |
| 2 | H2 | vol％ | 28.93 |
| 3 | CH4 | vol％ | 11.44 |
| 4 | CO | vol％ | 8.76 |
| 5 | CO2 | vol％ | 49.86 |
| 6 | N2 | vol％ | 0.05 |
| 7 | 流量 | Nm3/h | 6379 |
4、本发明的制氢系统公用工程消耗，如表4所示：
表4
5、本发明的3000Nm3/h制氢系统加工能耗，如表5所示(计算方法按GB/T50441-2016规定)：
表5
其中，
1.加工能耗包括燃料气、解吸气和公用工程能耗。
2.1kg标准油的低发热量为41.868MJ。
从表5所示的能耗计算表中可以看出，制氢系统的生产能耗在石油化工装置相对较低。本制氢系统加工耗总能耗为1558.96kg标油/t氢气，处于国内先进水平。
6、传统制氢系统公用工程消耗，如表6所示：
表6
/>
7、传统制氢系统加工能耗，如表7所示：
表7
由表4-5所示的本发明的制氢系统结果与表6-7所示的传的制氢系统结果对比可以看出，本发明采用的天然气制氢系统，为新型制氢节能系统，可以降低能耗至单耗0.41标方天然气/标方氢气，而传统能耗约为0.44标方天然气/标方氢气，同时本发明提供的制氢系统可以副产更多的蒸汽提供给全厂，并且消耗更少的除盐水量、电量、循环水等公用工程量，达到节能的目的。
以上所述实施例仅表达了本发明的几种实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对本发明专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明的保护范围。因此，本发明的保护范围应以所附权利要求为准。
本领域技术人员应当理解，虽然本发明是按照多个实施例的方式进行描述的，但是并非每个实施例仅包含一个独立的技术方案。说明书中如此叙述仅仅是为了清楚起见，本领域技术人员应当将说明书作为一个整体加以理解，并将各实施例中所涉及的技术方案看作是可以相互组合成不同实施例的方式来理解本发明的保护范围。
Claims (8)
1.一种天然气制氢系统，其特征在于，
包括脱硫单元、氢气提纯单元以及回收单元，
所述脱硫单元包括依次连接的预处理装置和加氢脱硫装置；
所述氢气提纯单元包括依次连接的转化装置、脱CO装置和PSA提纯氢气装置；
所述回收单元包括依次连接的工艺冷凝水回收装置和热回收及产气装置；
天然气原料经过所述脱硫单元处理后得到精制原料气，所述精制原料气通过所述转化装置升温得到转化的原料气后，进入所述脱CO装置脱除CO后，经所述PSA提纯氢气装置进行氢气提纯处理，最终得到产品氢气；并回收工艺凝结水得到饱和水、余热和饱和蒸汽；
所述热回收及产气装置包括依次连接的除盐水预热器和除氧器，
所述工艺凝结水与除盐水混合经所述除盐水预热器预热后，进入所述除氧器和水箱进行除氧后，得到除氧水；
所述热回收及产气装置还包括中压锅炉给水泵、锅炉给水预热器和中压汽水分离器，
所述除氧水经所述中压锅炉给水泵升压预热后，经过所述锅炉给水预热器预热后，进入所述中压汽水分离器，得到所述饱和水。
2.如权利要求1所述的系统，其特征在于，
所述转化装置包括装填有第一催化剂的转化炉和设置在所述转化炉出口的转化气蒸汽发生器，所述第一催化剂用于将所述精制原料气催化转换反应得到转化气；
所述脱CO装置包括装填有第二催化剂的中温变换反应器，所述第二催化剂用于催化所述转化气进行变换反应脱除CO得到中变气；
所述PSA提纯氢气装置包括至少5个并联的吸附塔和设置在所述吸附塔内的装有氢气吸附剂的吸附床层，所述氢气吸附剂用于吸附所述中变气的杂质气体后，得到所述产品氢气。
3.如权利要求2所述的系统，其特征在于，所述PSA提纯氢气装置还包括解吸气缓冲罐，所述解吸气缓冲罐的出口与所述转化炉连接。
4.如权利要求2所述的系统，其特征在于，所述转化炉包括转化炉对流段、转化炉辐射段、设置在所述转化炉顶部的气体燃料烧嘴和与所述吸附塔的出口连通的氢气回收装置，
所述转化炉对流段与所述预处理装置和所述加氢脱硫装置连接，用于将经过预处理的所述天然气原料加热至加氢反应的温度，以及用于将经过脱硫处理的所述精制原料气加热至转化反应的温度；
所述转化炉辐射段与所述转化气蒸汽发生器连接，所述转化炉辐射段用于进行所述的转化反应；
所述气体燃料烧嘴用于为所述转化炉辐射段提供热量；
所述氢气回收装置用于回收所述吸附塔内的氢气。
5.如权利要求2所述的系统，其特征在于，
还包括降温装置，所述降温装置设置在所述转化装置与所述脱CO装置之间的管路上，用于将从所述转化炉流出的转化气降温至所述变换反应的温度；
所述降温装置包括设置在所述脱CO装置与所述PSA提纯氢气装置之间的管路上的中变气水冷却器，用于对在流入所述PSA提纯氢气装置前的所述中变气降温。
6.如权利要求1所述的系统，其特征在于，
还包括调压装置，所述调压装置包括分别设置在所述脱CO装置和所述PSA提纯氢气装置上的调压阀以及设置在所述预处理装置和所述热回收及产汽装置上的增压器。
7.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述工艺冷凝水回收装置包括依次连接的冷凝装置和中变气分水罐，所述中变气分水罐用于工艺蒸汽经所述冷凝装置冷凝后，分离出所述工艺凝结水。
8.如权利要求４所述的系统，其特征在于，所述转化炉对流段的蒸发段和所述转化气蒸汽发生器与所述热回收及产气装置连接，用于将所述饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器发产生所述饱和蒸汽，所述饱和蒸汽用于造气。
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