CN110921617B - 一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺及等温变换炉 - Google Patents

Abstract

本发明涉及到一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺及等温变换炉，包括下述步骤：来自粉煤气化装置的粗煤气分离出冷凝液、换热、脱毒后分为三股，第一股净化气为非变换气，第三股净化气送入等温变换炉进行变换反应，汽包内的锅炉水作为等温变换炉的取热介质，副产3.5～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽；出等温变换炉的第一变换气回收热量预热中压锅炉水；第二股净化气进入气冷变换炉进行变换反应，中压饱和蒸汽作为气冷变换炉的取热介质，出气冷变换炉的第二变换气回收热量后与第一变换气和第一股净化气混合后得到粗合成气，粗合成气回收热量后送下游。

Description

一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺及 等温变换炉

技术领域

本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺及等温变换炉。

背景技术

我国是一个缺油少气富煤的国家，资源特点决定了我国的能源化工原料来源必然以煤为主。煤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。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。

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，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201811160904.5的中国发明专利申请所公开的《一种配套水煤浆气化的气冷并水冷等温变换工艺》，其工艺流程设置为：气冷变换并联等温变换+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；其次，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。

(2)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。

(3)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，都是所有变换炉串联在一起，变换气全气量通过所有的变换炉，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。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种能副产中压过热蒸汽，能有效减小各变换炉尺寸，装置投资低、系统压降小、催化剂使用寿命长的一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺。

本发明所要解决的另一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等温变换并联气冷变换制合成气工艺，其特征在于包括下述步骤：

①来自粉煤气化装置190℃～220℃、3.0～4.5MPa(G)、水气摩尔比为0.5～1.0的粗煤气经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℃后进入脱毒槽脱除杂质后得到的净化气分为三股，其中占总量15％～35v％第一股净化气为非变换气，占总量15％～35v％第二股净化气送入气冷变换炉进行变换反应，剩余的第三股净化气送入等温变换炉进行变换反应；

②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等温变换炉内将反应热带走，同时副产3.5～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽；等温变换炉出口得到温度为260℃～320℃的第一变换气进入中压锅炉水预热器与中压锅炉水换热，3.5～6.0MPa(G)的中压锅炉水预热到230℃～250℃后分为两股分别送入汽包和中压蒸汽发生器，第一变换气温度降为200℃～220℃；等温变换炉副产的3.5～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽返回汽包分液后送入所述气冷变换炉内；

③所述气冷变换炉内设置有换热管束，来自所述等温变换炉和所述中压蒸汽发生器的中压饱和蒸汽汇流后作为取热介质进入所述气冷变换炉内的换热管束，被过热到350℃～420℃，过热后的中压蒸汽送下游用户；气冷变换炉出口得到温度为370℃～450℃的第二变换气先送入中压蒸汽发生器副产3.5～6.0MPa(G)中压饱和蒸汽，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)的低压饱和蒸汽过热到180℃～250℃，自身温度降为200℃～220℃，然后与来自所述中压锅炉水预热器的第一变换气及所述第一股净化气混合后得到粗合成气，再进入低压蒸汽发生器，副产0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽，粗合成气温度降为170℃～200℃送下游。

优选可以在所述第一股净化气输送管线上设有流量计和第一流量控制阀，通过调节第一股净化气的流量控制粗合成气中的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，粗合成气进一步冷却分液后送下游装置。

进一步地，还可以在所述第三股净化气管线上设有流量计和第二流量控制阀，用于分配去气冷变换炉及等温变换炉的净化气流量。

较好的，所述汽包的安装位置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所述等温变换炉，以降低能耗。

本发明解决第二个技术问题所采用的技术方案为：上述各配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气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；

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。

将等温变换炉与气冷变换炉并联，粗煤气分为两股分别进入两个不同的变换炉。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。

气冷变换炉内设置有移热管束，用于过热等温变换炉及中压蒸汽发生器副产的中压蒸汽，同时，将气冷变换炉的反应热移走，可有效避免气冷变换炉超温。

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。同时，可节省一台非变换气蒸汽发生器和一台非变换气分离器。

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、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。

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，来自粉煤煤气化装置200℃、3.8MPa(G)、CO含量72.1％(干基，mol％)、水汽比0.77的粗煤气1’经粗煤气进料分离器2’分离出冷凝液后进入粗煤气加热器3’，加热到250℃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为三股，其中占总量25v％第一股净化气6为非变换气，占总量25v％第二股净化气5送入气冷变换炉8进行变换反应，剩余的第三股净化气7送入等温变换炉9进行变换反应。

等温变换炉9内设置有换热管束，汽包的安装位置高于所述等温变换炉，汽包10内的锅炉水通过自然循环的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。等温变换炉9出口280℃的第一变换气11’进入中压锅炉水预热器12’，将4.5MPa(G)的中压锅炉水预热到240℃后送入汽包10和中压蒸汽发生器13’，第一变换气温度降为205℃。等温变换炉9副产的4.0MPa(G)中压饱和蒸汽经汽包10分液后送气冷变换炉8内进行过热。

气冷变换炉8内设置有换热管束，等温变换炉10和中压蒸汽发生器13’副产的4.5MPa(G)中压饱和蒸汽汇流后作为取热介质进入气冷变换炉的换热管束，被过热到400℃后的中压蒸汽送下游用户。气冷变换炉8出口430℃的第二变换气先送入中压蒸汽发生器13’副产4.0MPa(G)中压饱和蒸汽，温度降为360℃，然后进入粗煤气加热器3’与粗煤气换热，温度降为220℃，再进入低压蒸汽过热器14，将0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽过热到200℃，自身温度降为205℃，与来自中压锅炉水预热器12’的第一变换气及第一股净化气6混合后得到粗合成气，再进入低压蒸汽发生器15’，副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽，粗合成气温度降为175℃。

所述第一股净化气6输送管线上设有流量计和第一流量控制阀17’，通过调节第一股净化气6的流量控制粗合成气中的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。

所述第三股净化气7管线上设有流量计和第二流量控制阀16’，用于分配去气冷变换炉8及等温变换炉9的净化气流量。

实施效果

以配套年产100万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274600Nm³/h(干基)，压力为3.8MPa(G)，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)	274600Nm<sup>3</sup>/h	274600Nm<sup>3</sup>/h
装置数量	一套	一套
			设备数量	9台	11台
进入等温变换炉气量(干基)	219725Nm<sup>3</sup>/h	157920Nm<sup>3</sup>/h
			等温变换炉规格	Φ4600	Φ4000
气冷变换炉	无	1台
			中压蒸汽发生器	无	1台
中压蒸汽	饱和中压蒸汽	过热中压蒸汽

由表1可以看出，配套年产100万吨煤制甲醇项目的CO变换装置，如果采用常规的等温变换工艺，等温变换炉规格为Φ4600，采用本发明的工艺技术，等温变换炉规格为Φ4000，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，热回收率高，能耗低等优点。

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，在装置规模不变，产品结构进行调整或工艺流程发生变化时，即：变换气量、变换反应深度及合成气H2与CO的比值等发生变化时，只需要改变冷却水分布管及汽水收集分布管的长度，增加或减少换热管的圆周数，就可以灵活调整炉的处理能力。

Claims (7)

1.一种配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，其特征在于包括下述步骤：

来自粉煤气化装置190℃～220℃、3.0～4.5MPa、水气摩尔比为0.5~1.0的粗煤气经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℃后进入脱毒槽脱除杂质后得到的净化气分为三股，其中占总量15%～35v%第一股净化气为非变换气，占总量15%～35v%第二股净化气送入气冷变换炉进行变换反应，剩余的第三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等温变换炉内将反应热带走，同时副产3.5～6.0MPa中压饱和蒸汽；等温变换炉出口得到温度为260℃～320℃的第一变换气进入中压锅炉水预热器与中压锅炉水换热， 3.5～6.0MPa的中压锅炉水预热到230℃～250℃后分为两股分别送入汽包和中压蒸汽发生器，第一变换气温度降为200℃～220℃；等温变换炉副产的3.5～6.0MPa中压饱和蒸汽返回汽包分液后送入所述气冷变换炉内；

所述气冷变换炉内设置有换热管束，来自所述等温变换炉和所述中压蒸汽发生器的中压饱和蒸汽汇流后作为取热介质进入所述气冷变换炉内的换热管束，被过热到350℃～420℃，过热后的中压蒸汽送下游用户；气冷变换炉出口得到温度为370℃～450℃的第二变换气先送入中压蒸汽发生器副产3.5～6.0MPa中压饱和蒸汽，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的低压饱和蒸汽过热到180℃～250℃，自身温度降为200℃～220℃，然后与来自所述中压锅炉水预热器的第一变换气及所述第一股净化气混合后得到粗合成气，再进入低压蒸汽发生器，副产0.4～1.0MPa的低压饱和蒸汽，粗合成气温度降为170℃～200℃送下游；

所述第一股净化气输送管线上设有流量计和第一流量控制阀，通过调节第一股净化气的流量控制所述粗合成气中的H₂和CO的摩尔比为2.0~3.0；

所述第三股净化气管线上设有流量计和第二流量控制阀，用于分配去气冷变换炉及等温变换炉的净化气流量；

所述汽包的安装位置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所述等温变换炉。

2.如权利要求1所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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。

3.根据权利要求2所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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。

4.根据权利要求3所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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。

5.根据权利要求4所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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。

6.根据权利要求2至5任一项所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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%。

7.根据权利要求6所述的配套粉煤气化的等温变换并联气冷变换制合成气工艺，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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