高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统.pdf

本发明公开了一种高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统，解决了现有变换工艺存在的流程长、系统阻力降大、催化剂寿命短的问题。技术方案为将原料气先经过原料气分离器分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器过滤后气进入气冷变换反应器的壳程预热，预热后的原料气进入1#水冷变换反应器进行变换反应并利用汽包副产蒸汽来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器的变换气回送入所述气冷变换反应器的管程中预热壳程中的原料气移走反应热并继续进行变换反应，出气冷变换反应器的变换气进一步回收热量、分离出冷凝液后进入下游工序。本发明流程简单、系统靠性、甲烷化副反应小、流程短、系统阻力小、催化剂使用寿命长、设备投资和运行成本低。

权利要求书
1.  一种高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，将来自上游的含高浓度一氧化碳的原料气先经过原料气分离器分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器过滤掉粉尘和有毒物质后气进入气冷变换反应器的壳程预热，预热后的原料气进入1#水冷变换反应器进行变换反应并利用汽包副产蒸汽来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器的变换气回送入所述气冷变换反应器的管程中预热壳程中的原料气移走反应热并继续进行变换反应，出气冷变换反应器的变换气进一步回收热量、分离出冷凝液后进入下游工序。

2.  如权利要求1所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述出气冷变换反应器的变换气调整水汽比后送入绝热变换反应器，出绝热变换反应器的变换气再进一步回收热热量、分离出冷凝液后进入下游工序。

3.  如权利要求1所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述出1#水冷变换反应器的变换气先经2#水冷变换反应器进一步进行变换反应并利用汽包副产蒸汽来移走变换反应的反应热，出2#水冷变换反应器的变换气回送入所述气冷变换反应器的管程。

4.  如权利要求1所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述来自上游的含高浓度一氧化碳的原料气中的一氧化碳干基体积含量为40～90％，水蒸汽/干气体积比范围为0.2～1.6压力范围为3.0～8.7MPaG。

5.  如权利要求1所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，经气冷变换反应器预热后原料气温度范围为200～290℃。

6.  如权利要求5所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述水冷变换反应器高温移热区的热点温度范围为180～350℃，副产中压蒸汽压力范围为0.5～6.0MPaG。

7.  如权利要求1-6任一项所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺， 其特征在于，所述水冷变换反应器为浮头式水冷变换反应器或板式水冷变换反应器。

8.  如权利要求7所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述浮头式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体内设有多根两端分别连通上管箱和下管箱的换热管，所述换热管内填装有变换催化剂，所述下管箱内填装有惰性瓷球，且所述下管箱与壳体底部具有间隙，所述间隙与中间筒体连通；所述上管箱内设有垂直中间隔板，所述壳体顶部的原料气进口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述壳体顶部的变换气出口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述中间筒体上设有锅炉水进口和蒸汽出口。

9.  如权利要求7所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述板式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体的轴线上设有中心管，中心管外周设有环形的换热板组，所述换热板组由数块辐射状设置换热板组成，相邻换热板间的间隙中填充有变换催化剂，所述换热板组与壳体之间具有集气环隙，所述集气环隙依次与上管箱和位于壳体顶部的变换气出口连通；所述中心管管壁上设置气体分布孔，所述中心管的下端与壳体底部的原料气进口连通；所述换热板组的下端与壳体底部的锅炉水进口连通，上端与壳体顶部的蒸汽出口连通。

10.  如权利要求9所述的高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，所述中心管与换热板组间还具有内间隙，内间隙中填充有变换催化剂。

11.  一种高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，包括依次连接的原料气分离器、原料气过滤器、气冷变换反应器的壳程、1#水冷变换反应器、气冷变换反应器的管程和冷却回收系统；所述1#水冷变换反应器带有汽包用于副产蒸汽。

12.  如权利要求11所述的高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，所述气冷变换反应器的壳程或管程经绝热变换反应器与冷却回收系统连接。

13.  如权利要求11所述的高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，所述气冷变换反应器的壳程依次经1#水冷变换反应器、2#水冷变换反应器与气冷变换反应器的管程连接，所述2#水冷变换反应器带有汽包用于副产蒸汽。

14.  如权利要求11-13任一项高浓度一氧化碳等温变换系统，包括其特征在于，所述水冷变换反应器为浮头式水冷变换反应器或板式水冷变换反应器。

15.  如权利要求14所述的高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，所述浮头式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体内设有多根两端分别连通上管箱和下管箱的换热管，所述换热管内填装有变换催化剂，所述下管箱内填装有惰性瓷球，且所述下管箱与壳体底部具有间隙，所述间隙与中间筒体连通；所述上管箱内设有垂直中间隔板，所述壳体顶部的原料气进口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述壳体顶部的变换气出口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述中间筒体上设有锅炉水进口和蒸汽出口。

16.  如权利要求14所述的高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，所述板式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体的轴线上设有中心管，中心管外周设有环形的换热板组，所述换热板组由数块辐射状设置换热板组成，相邻换热板间的间隙中填充有变换催化剂，所述换热板组与壳体之间具有集气环隙，所述集气环隙依次与上管箱和位于壳体顶部的变换气出口连通；所述中心管管壁上设置气体分布孔，所述中心管的下端与壳体底部的原料气进口连通；所述换热板组的下端与 壳体底部的锅炉水进口连通，上端与壳体顶部的蒸汽出口连通。

17.  如权利要求16所述的高浓度一氧化碳等温变换系统，其特征在于，所述中心管与换热板组间还具有内间隙，内间隙中填充有变换催化剂。

说明书高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统
技术领域
本发明涉及一种等温变换工艺及其系统，具体的说是一种高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统。
背景技术
我国是一个煤炭资源丰富，石油资源相对缺乏的国家，煤炭资源的高效利用对我国有重要的战略意义，进入21世纪以来，我国的煤化工事业进入一个高速发展的阶段，以煤为原料生产合成氨尿素、制氢、合成甲醇、制乙二醇、合成天然气等技术得到了大力发展。
一氧化碳变换工序是现代煤化工技术中不可或缺的一环，其主要作用是通过变换反应调整合成气中一氧化碳和氢气的比例，以满足下游合成反应的要求，随着新型煤气化技术的推广应用，连续加压气化技术得到了快速的发展，具有代表性的有粉煤气化工艺(SHELL、航天炉、GSP等)和水煤浆气化工艺(德士古、多喷嘴、多元料浆等)。粗煤气中的一氧化碳含量(干基)在原来传统的30％基础上不断提高，有的甚至达到了70％以上。
变换反应是一个放热反应，传统的变换工艺采用绝热变换反应器，高浓度一氧化碳的变换反应由于反应推动力太大，往往造成催化剂床层超温，严重影响催化剂的使用寿命和操作的稳定性。为了解决这个难题，一般采用高水气比工艺或低水气比工艺，高水气比工艺中原料气的水气比及一氧化碳含量均很高，必须精确计算催化剂的装填量，否则催化剂床层就会出现超温，低水气比工艺中原料气的水气比较低，通过反应平衡可以很好的控制反应温度，但是低水气比工艺存在甲烷化副反应的风险。另外，传统绝热变换工艺普遍存在流程长、设备多、系统阻力降大、床层热点温度高、催化剂寿命短等问题。
发明内容
本发明的目的是为了解决上述技术问题，提供一种流程简单、系统可靠性好、甲烷化副反应小、流程短、系统阻力小、催化剂使用寿命长、系统温度控制良好、设备投资和运行成本低的高浓度一氧化碳等温变换工艺。
本发明还提供一种用于上述工艺的高浓度一氧化碳等温变换系统。
一种高浓度一氧化碳等温变换工艺，其特征在于，将来自上游的含高浓度一氧化碳的原料气先经过原料气分离器分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器过滤掉粉尘和有毒物质后气进入气冷变换反应器的壳程预热，预热后的原料气进入1#水冷变换反应器进行变换反应并利用汽包副产蒸汽来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器的变换气回送入所述气冷变换反应器的管程中预热壳程中的原料气移走反应热并继续进行变换反应，出气冷变换反应器的变换气进一步回收热量、分离出冷凝液后进入下游工序。
所述出气冷变换反应器的变换气调整水汽比后送入绝热变换反应器，出绝热变换反应器的变换气再进一步回收热热量、分离出冷凝液后进入下游工序。
所述出1#水冷变换反应器的变换气先经2#水冷变换反应器进一步进行变换反应并利用汽包副产蒸汽来移走变换反应的反应热，出2#水冷变换反应器的变换气回送入所述气冷变换反应器的管程。
所述来自上游的含高浓度一氧化碳的原料气中的一氧化碳干基体积含量为40～90％，水蒸汽/干气体积比范围为0.2～1.6压力范围为3.0～8.7MPaG。
经气冷变换反应器预热后原料气温度范围为200～290℃。
所述的水冷变换反应器高温移热区的热点温度范围为180～350℃，副产中压蒸汽压力范围为0.5～6.0MPaG。
所述水冷变换反应器为浮头式水冷变换反应器或板式水冷变换 反应器。
所述浮头式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体内设有多根两端分别连通上管箱和下管箱的换热管，所述换热管内填装有变换催化剂，所述下管箱内填装有惰性瓷球，且所述下管箱与壳体底部具有间隙，所述间隙与中间筒体连通；所述上管箱内设有垂直中间隔板，所述壳体顶部的原料气进口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述壳体顶部的变换气出口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述中间筒体上设有锅炉水进口和蒸汽出口。
所述板式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体的轴线上设有中心管，中心管外周设有环形的换热板组，所述换热板组由数块辐射状设置换热板组成，相邻换热板间的间隙中填充有变换催化剂，所述换热板组与壳体之间具有集气环隙，所述集气环隙依次与上管箱和位于壳体顶部的变换气出口连通；所述中心管管壁上设置气体分布孔，所述中心管的下端与壳体底部的原料气进口连通；所述换热板组的下端与壳体底部的锅炉水进口连通，上端与壳体顶部的蒸汽出口连通。
所述中心管与换热板组间还具有内间隙，内间隙中填充有变换催化剂。
用于上述工艺的高浓度一氧化碳等温变换系统，包括依次连接的原料气分离器、原料气过滤器、气冷变换反应器的壳程、1#水冷变换反应器、气冷变换反应器的管程和冷却回收系统；所述1#水冷变换反应器带有汽包用于副产蒸汽。
所述气冷变换反应器的壳程或管程经绝热变换反应器与冷却回收系统连接。
所述气冷变换反应器的壳程依次经1#水冷变换反应器、2#水冷变换反应器与气冷变换反应器的管程连接，所述2#水冷变换反应器 带有汽包用于副产蒸汽。
所述水冷变换反应器为浮头式水冷变换反应器或板式水冷变换反应器。
所述浮头式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体内设有多根两端分别连通上管箱和下管箱的换热管，所述换热管内填装有变换催化剂，所述下管箱内填装有惰性瓷球，且所述下管箱与壳体底部具有间隙，所述间隙与中间筒体连通；所述上管箱内设有垂直中间隔板，所述壳体顶部的原料气进口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述壳体顶部的变换气出口与上管箱内中间隔板的一侧相通，所述中间筒体上设有锅炉水进口和蒸汽出口。
所述板式水冷变换反应器包括壳体、位于壳体上段的上管箱、中段的中间筒体和下段的下管箱，所述中间筒体的轴线上设有中心管，中心管外周设有环形的换热板组，所述换热板组由数块辐射状设置换热板组成，相邻换热板间的间隙中填充有变换催化剂，所述换热板组与壳体之间具有集气环隙，所述集气环隙依次与上管箱和位于壳体顶部的变换气出口连通；所述中心管管壁上设置气体分布孔，所述中心管的下端与壳体底部的原料气进口连通；所述换热板组的下端与壳体底部的锅炉水进口连通，上端与壳体顶部的蒸汽出口连通。
所述中心管与换热板组间还具有内间隙，内间隙中填充有变换催化剂。
所述冷却回收系统可以包括但不限于依次连接的低压废热锅炉、除盐水预热器、变换分离冷却器以及变换气分离器，用于对变换气降温冷却，并分离出冷凝液。
本发明中，预热后的原料气在水冷变换反应器中进行变换反应，反应热可由汽包回收，副产蒸汽，出水冷变换反应器中的变换气温度为260～280度，此时，可用通入气冷变换反应器的管程进一步进行变 换反应，反应热可用于预热过滤后的原料气，采用两级变换反应，变换反应热能快速移出，有效降低甲烷化副反应的风险，降低系统阻力。
进一步的，根据，所述水冷变换反应器可两个串联使用，或者在气冷变换反应器后再串联一个绝热变换反应器，形成三级变换流程，进一步提高变换效率和系统稳定性。
进一步的，发明人对水冷变换反应器的结构进行了改进，采用了浮头式水冷变换反应器或板式水冷变换反应器的结构形式，前者利用下管箱的浮头式设计，使壳程的锅炉给水分布于整个换热管束和下管箱外，一方面延长了变换气的行经流程，提高变换反应效率，另一方面保证充分有效换热，从而维持变换反应在几乎等温或低温下进行，避免催化剂床层热点温度过高。后者利用数块辐射状设置换热板移出变换反应热，并且，在中心管与换热板组间设置内间隙，其间填充变换催化剂形成绝热反应区，换热板间填充变换催化剂形成等温反应区，原料气由中心管的气体分布孔流出时，先进入绝热反应区进行浅度变换使变换气温度高于副产蒸汽温度10℃以上，然后沿径向进入换热板之间的等温反应区进行变换反应，并副产高品质蒸汽，最后进入集气环隙收集后由顶部引出，该反应器中绝热反应区和等温反应区并存，具有移热效率高、催化剂寿命长、床层温度平稳的优点。所述气冷变换反应器也可采用管板式结构，管程换热管内填充催化剂，通入变换气，壳程通入待预热的原料气。
本发明具有以下有益效果：
(1)适用性好，对一氧化碳干基体积含量为40～90％，水蒸汽/干气体积比范围为0.2～1.6的原料气均适用。
(2)工艺流程较短，设备数量少，控制简单，系统阻力降小，节省设备投资及运行成本。
(3)反应器操作条件温和，反应温度易控，催化剂床层热点温度高的问题得到有效解决，反应转化率高。
(4)热量回收效率高，最大限度的副产高等级蒸汽。
附图说明
图1为本发明浮头式水冷变换反应器设备图。
图2为本发明板式水冷变换反应器设备图。
图3为本发明板式式水冷变换反应器A-A截面图。
图4为本发明实施例1的工艺流程示意图。
图5为本发明实施例2的工艺流程示意图。
图6为本发明实施例3的工艺流程示意图。
其中，1-原料气分离器、2-原料气过滤器、3-气冷变换反应器、4-1#水冷变换反应器、5-中压汽包、6-绝热变换反应器、7-低压废热锅炉、8-除盐水预热器、9-1#变换气分离器、10-变换气冷却器、11-2#变换气分离器、12-3#变换气分离器、13-2#水冷变换反应器、14-低压汽包。 
图1浮头式水冷变换反应器中，A11-壳体、A12-上管箱、A13-中间筒体、A14-下管箱、A15-换热管、A16-间隙、A17-中间隔板、A18-原料气进口、A19-变换气出口、A20-锅炉水进口、A21-蒸汽出口
图2发明板式水冷变换反应器中，B11-壳体、B12-上管箱、B13-中间筒体、B14-下管箱、B15-中心管、B16-换热板、B17-集气环隙、B18-变换气出口、B19-气体分布孔、B20-原料气进口、B21-锅炉水进口、B22-蒸汽出口、B23-内间隙。
具体实施方式
下面结合附图对本发明作进一步解释说明：
参见图1，所述浮头式水冷变换反应器的结构如下：
包括壳体A11、位于壳体A11上段的上管箱A12、中段的中间筒体A13和下段的下管箱A14，所述中间筒体A13内设有多根两端分别连通上管箱A12和下管箱A14的换热管A15，所述换热管A15内填装有变换催化剂，所述下管箱A14内填装有惰性瓷球(为支撑催化剂且 有利于气体均匀分布的作用)，且所述下管箱A14与壳体A11底部具有间隙A16，所述间隙A16与中间筒体A13连通；所述上管箱A12内设有垂直的中间隔板A17，所述壳体A11顶部的原料气进口A18与上管箱A12内中间隔板A17的一侧相通，所述壳体A11顶部的变换气出口A19与上管箱A12内中间隔板A17的一侧相通，所述中间筒体A13上设有锅炉水进口A20和蒸汽出口A21。
工作原理：原料气由原料气进口A18进入上管箱A12内，由于中间隔板A17的隔离作用，原料气由中间隔板A17左侧的上管箱A12向下进入左侧的换热管A15中，在变换催化剂的作用下进行变换反应，各个换热管之间互不干涉，离开左侧换热管A15后的变换气进入内件底部下管箱A14中进行二次分布后再进入右侧的换热管A15中，变换气在右侧的换热管A15中在变换催化剂的作用下继续进行变换反应，离开右侧的换热管A15的变换气上升经中间隔板A17右侧的上管箱A12由变换气出口A19离开反应器。锅炉给水自中间筒体A13壳程的锅炉给水进口A20进入反应器中，在换热管A15之间流动并与换热管A15中的变换气进行换热，移走变换反应产生的部分热量，以维持管内变换反应在低温下进行，副产的蒸汽由蒸汽出口A21离开反应器。
参见图2，图3，所述板式水冷变换反应器的结构如下：
包括壳体B11、位于壳体上段的上管箱B12、中段的中间筒体B13和下段的下管箱B14(下管箱中填装有惰性瓷球)，所述中间筒体B13的轴线上设有中心管B15，中心管B15外周设有环形的换热板组，所述换热板组由数块辐射状设置换热板组B16成，相邻换热板B16间的间隙中填充有变换催化剂；所述中心管B15与换热板组间具有内间隙B23，内间隙B23中填充有变换催化剂，所述换热板组与壳体B11之间具有集气环隙B17，所述集气环隙B17依次与上管箱B12和位于壳体B11顶部的变换气出口B18连通；所述中心管B15管壁上设置气体 分布孔B19，所述中心管B15的下端与壳体B11底部的原料气进口B20连通；所述换热板组的下端与壳体B11底部的锅炉水进口B21连通，上端与壳体B11顶部的蒸汽出口B22连通。
工作原理：原料气由壳体B11底部原料气进口A20进入中心管B15内，经由中心管B15管壁上的气体分布孔B19沿径向进入中心管B15与换热板组间的内间隙B23即绝热反应区，在绝热反应区内进行浅度变换使变换气温度高于副产蒸汽温度10℃以上，然后沿径向进入辐射状分布的换热板B16之间的变换催化剂中进行变换反应，反应后的变换气进入壳体B11与换热板组之间的集气环隙B17中，变换气在集气环隙B17中汇合后经上管箱B12由壳体B11顶部的变换气出口B18离开反应器。锅炉给水由壳体B11底部的锅炉给水进口B21经管道进入各换热组的各个换热板B16中，在换热板B16中与板外变换气错流换热，移走变换反应产生的部分热量，以维持板外变换反应在低温下进行，副产的蒸汽经由壳体B11顶部的蒸汽出口B22离开反应器。
所述变换催化剂可以为钴钼系耐硫变换催化剂。
实施例1：
如图4所示，来自某粉煤气化装置(激冷流程)的原料气温度为208℃，压力为3.7MpaG，一氧化碳干基体积含量为71.2％，原料气首先经过原料气分离器1分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器2除去对催化剂有害的粉尘和有毒物质，过滤后的原料气进入气冷变换反应器3的壳程中预热至260℃后进入1#水冷变换反应器4(本实施例中为浮头式水冷变换反应器)进行变换反应，控制反应温度为270℃，中压锅炉给水在下部进入1#水冷变换反应器4中，在中压汽包5中通过副产中压蒸汽(压力为4.2MpaG，温度为255℃)来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器4的变换气进入气冷变换反应器3的管程中继续进行变换反应，控制反应温度为260℃，出气冷变换反应器3的变换气补入锅炉给水调整水气比为0.23后进入绝热变换反 应器6中继续进行变换反应，控制反应温度为220℃，出绝热变换反应器6的变换气依次经过低压废热锅炉7、除盐水预热器8回收热量降温至80℃后进入1#变换气分离器9分离冷凝液，出1#变换气分离器9的变换气依次经过变换气冷却器10和2#变换气分离器11降温并分离冷凝液后进入下游工序，采用本发明可以每kNm3原料气，可副产223kg高品质中压蒸汽，系统阻力可下降1/3，生成投资成本可降低1/4，经本发明工艺变换前后的气体组成详见表1所示：
表1 实施例1中进出变换工序的气体组成
各组分摩尔分数(％)H2 CO CO2 H2O H2S N2 Ar 变换工序入口 10.5 36.1 3.5 49.3 0.3 0.2 0.1 变换工序出口 53.1 1.1 44.9 0.3 0.3 0.2 0.1
实施例2
如图5所示，来自某水煤浆气化装置的原料气温度为215℃，压力为4.1MpaG，一氧化碳干基体积含量为47.6％，。原料气首先经过原料气分离器1分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器2除去对催化剂有害的粉尘和有毒物质，过滤后的原料气进入气冷变换反应器3的壳程预热至260℃后进入1#水冷变换反应器4(本实施例中为板式水冷变换反应器)中进行变换反应，控制反应温度为270℃，中压锅炉给水在下部进入1#水冷变换反应器4中，在中压汽包5中通过副产中压蒸汽(压力为4.2MpaG，温度为255℃)来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器4的变换气进入气冷变换反应器3中继续进行变换反应，控制反应温度为245℃，出气冷变换反应器3的变换气经过低压废热7锅炉回收热量后进入1#变换气分离器9分离冷凝液、出1#变换气分离器9的变换气进入除盐水预热器8回收热量后进入2#变换气分离器11分离冷凝液，出2#变换气分离器11的变换气依次经过变换气冷却器10和3#变换气分离器12降温并分离冷凝 液后进入下游工序。采用本发明可以每kNm3原料气，可副产141kg高品质中压蒸汽，系统阻力可下降1/3，生成投资成本可降低1/4，经本发明工艺变换前后的气体组成详见表2所示：
表2 实施例2中进出变换工序的气体组成
各组分摩尔分数(％)H2 CO CO2 H2O H2S N2 Ar 变换工序入口 15.1 22.1 8.8 53.6 0.1 0.2 0.1 变换工序出口 54.0 0.8 44.4 0.3 0.2 0.2 0.1
实施例3
如图6所示，来自某粉煤气化装置(废锅流程)的原料气温度为170℃，压力为3.7MPaG，一氧化碳干基体积含量为64.1％。原料气首先经过原料气分离器1分离夹带的水分，然后经过原料气过滤器2除去对催化剂有害的粉尘和有毒物质，过滤后的原料气进入气冷变换反应器3的壳程预热至200℃后进入1#水冷变换反应器4(本实施例中为浮头式水冷变换反应器)中进行变换反应，控制反应温度为270℃，中压锅炉给水在下部进入1#水冷变换反应器4中，在中压汽包5中通过副产中压蒸汽(压力为4.2MpaG，温度为255℃)来移走变换反应的反应热，出1#水冷变换反应器4的变换气补入锅炉给水和/或1#浮头式(或板式)水冷变换反应器所产蒸汽及部分外供中压蒸汽调整水气比为0.43。后进入2#水冷变换反应器13(本实施例中为浮头式水冷变换反应器)中继续进行变换反应，控制反应温度为220℃，通过汽包14副产低压蒸汽(压力为1.6MpaG，温度为205℃)来移走2#水冷变换反应器13的反应热，出2#水冷变换反应器13的变换气进入气冷变换反应器3管程中继续进行变换反应，控制反应温度为200℃，出气冷变换反应器3的变换气经过低压废热锅炉7、除盐水预热器8回收热量降温至80℃后进入1#变换气分离器9分离冷凝液，出1#变换气分离器9的变换气依次经过变换气冷却器10和2# 变换气分离器11降温并分离冷凝液后进入下游工序。采用本发明可以每kNm3原料气，可副产116kg高品质中压蒸汽，系统阻力可下降1/3，生成投资成本可降低1/4，经本发明工艺变换前后的气体组成详见表3所示：
表3 实施例3中进出变换工序的气体组成
各组分摩尔分数(％)H2 CO CO2 H2O H2S N2 Ar 变换工序入口 17.9 49.4 8.4 22.9 0.2 1.0 0.1 变换工序出口 52.4 1.3 44.7 0.3 0.2 1.0 0.1