专利名称：煤气余热回收利用工艺的制作方法
技术领域：
本发明属于热交换领域，特别涉及加压移动床气化工艺的，煤气余热回收的工艺技术装置与流程。
背景技术：
众所周知，煤制化学合成产品，如H2、NH3、CH4, CH3OH、油等等，采用加压移动床进行煤气化，不仅具有单位粗煤气氧气耗量最低的优点，而且还具有可以采用相对廉价的高水份、高灰份的各种原料煤的优点。然而，由于加压移动床炉内的煤炭气化时的最高温度，必须低于或等于入炉原料煤的灰熔点温度。有的原料煤灰熔点在1200°C，有的原料煤灰熔点则可达到1500°C。由于煤气化的主要反应是C+H20 = C0+H2，强吸热反应，其化学反应平衡常数与反应温度成正比， 即气化温度越高，平衡常数越大，生成物越多，蒸汽分解率越高，蒸汽利用率越高，煤气化成本就越低。目前设计3. OMPa压力的碎煤移动床加压气化工艺，蒸汽分解率通常在20 40%。当采用水份高达40%，灰熔点在1200°C的煤，或灰熔点低于1100°C的煤为原料时，用于煤气化反应C+H20 = C0+H2和CO变换反应CCHH2O = C02+H2的水蒸汽分解率，仅为炉底入炉总水汽量的30%多，若再加上褐煤在气化炉中干燥段蒸发出来水蒸汽，则总的蒸汽分解率仅为20%左右。由此导致出炉煤气中的水汽高达55%左右。当采用低水份、高灰熔点贫瘦煤、洗精煤等煤为原料时，虽然用于C+H20 = CCHH2和 CCHH2O = C02+H2的气化蒸汽分解率可达近40%。由于当煤气化温度低于700°C，不仅化学反应受动力学控制，化学反应速率低，平衡常数低，蒸汽分解率低，和原料煤在炉内干燥层水蒸发少、干馏层中干馏产物少，热量消耗少，从而使出炉煤气的温度高达600°C以上。为防止护炉顶的加煤装置等设备被高温损坏，还经常采取向炉内喷水来降低出炉煤气温度。再则，即使采用白煤、贫瘦煤为原料，由于加压气化压力远比常压气化高得多，干馏产物中还是有一定数量的焦油和粉尘。所以在煤气的余热回收、或冷却前，都必须向煤气喷水，进行初步的除尘冷却，以大幅降低煤气中的焦油和粉尘，使煤气具有100%的湿度条件。否则，煤气中的焦油就会附着在流程下游的废锅等换热设备表面，严重降低换热效果。 因此，3. OMPa的碎煤移动床加压气化工艺煤气出炉后，无论是否回收煤气余热，都必须首先用水对高温煤气进行喷淋冷却、洗涤，使煤气温度降到喷水后的的露点温度200°C左右， 其湿煤气中的水汽含量也达到50 %以上，再进行余热的回收或直接冷却。现行的加压移动床煤气余热的回收装置如附图1和化学工业出版社《合成气工艺技术与设计手册》2002年第一版139页所示，是采用废热锅炉将压力约3. 0煤气中的余热转化为0. 压力的低压饱和蒸汽。富含50 60%%左右饱和水蒸汽的高压煤气走管内，管外为被加热产生蒸汽的锅炉软水，其蒸汽通常用于其它工艺之需。由于这种低压蒸汽产量很大，几乎达到与入炉蒸汽总量相当的数量，由于压力太低，不可能再作为煤气化用的原料水蒸汽，利用价值低，从而大大增加了煤气及其产品成本。
如采用加压移动床气化工艺，以贫瘦煤、洗精煤为原料生产合成氨粗煤气。吨氨除耗用气化炉夹套蒸汽800kg外，还需额外提供3. 8MPa, 400°C中压蒸汽1600kg，氧气520Nm3、 原料标煤1300kg ；产生煤气污水2700kg，同时吨氨煤气余热回收0. 5MPa低压饱和蒸汽 2300kg,吨氨耗用软水总量达5吨。以每吨中压蒸汽100元、吨氨仅外供蒸汽成本就达160 元，年产30万吨合成氨厂，每年增加蒸汽成本4800万元。如采用加压移动床气化工艺，以水份含量约40%的褐煤为原料生产合成天然气。 每1000标方天然气产品耗用除夹套蒸汽约IOOOkg外，还需外供3. 8MPa，400°C中压蒸汽达 2000kg，氧气480Nm3、热值13. 44MJ(3210千卡)原料褐煤4000kg，产生煤气污水3000kg左右，同时每1000标方天然气的煤气余热，回收0. 5MPa低压饱和蒸汽2500kg，耗用软水总量达6吨。以每吨中压蒸汽100元、每1000标方天然气外供蒸汽成本达200元，年产10亿立方米的天然气厂，每年增加蒸汽成本2亿元。鉴于现行煤气余热回收工艺的不足，本案提出以下改进的煤气余热回收利用工艺
予以完善。
发明内容
1.煤气余热回收利用工艺，由传质传热设备、分离器及管路构成，其特征在于，由喷淋洗涤冷却器O)、吸附塔以K)和(2B)、高压传质传热设备(34)、动力回收装置(31)、低压传质传热设备(14)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、混合器(2C)、换热器(49)、含氧气提介质(13)、CO2等无氧气提介质(18)及管路共同组成煤气余热回收利用工艺。2.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，低压传质传热设备(14)内设置第一提汽段(14A)和第二提汽段(14B)及雾沫分离段(14C)；低压高温循环水(3 由雾沫分离段(14C)下部入塔，含氧气提介质(1 由第一提汽段(14A)下部入塔， CO2等无氧气提介质(18)由第二提汽段(14B)下部入塔；气液逆流接触，通过水的蒸发扩散气提水蒸汽；含氧气提介质(1 中氧的体积百分浓度a :0. a < 100%，C02等无氧气提介质(18)中氧的体积浓度<0.5%;含氧气提介质(1 的流量与CO2等无氧等无氧气 (18)流量之比为0 10。3.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，采用循环热水加压泵03)出口的低温水循环水04A)，进入换热器09)回收喷淋洗涤冷却器(2)排出的含焦油煤气水(40)、再生过程解吸水(58)的高温煤气水(40A)中的热量后，低温循环热水 (24)在高压传质传热设备(34)内，与高温湿煤气(3A)逆流接触，吸收湿煤气中的热量后， 成为出塔的高温循环水05)。4.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，高压传质传热设备(34)内件、低压传质传热设备(14)内件，采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构，或旋转填料结构、或旋转板式结构、或旋转板式加填料的组合结构。5.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，喷淋洗涤冷却器 (2)内设置气液逆流洗涤段G7)采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、 或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
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6.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，采用吸附塔OA) 和OB)轮流吸附分离，喷淋洗涤冷却器O)出口湿煤气中的部份焦油、油、粗酚等大分子有机化合物；采用中压过热蒸汽(57)轮流再生吸附塔以K)和QB)；再生过程解吸出来的水、焦油、油、粗酚、水蒸汽(58)进入混合器QC)溶解、汇入高温煤气水GO)之中；混合器 (2C)出口的高温煤气水(40A)经换热器09)降低温度后的含油煤气水G5)排向焦油回收工序。7.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，加压机(16)为螺杆压缩机、或轴流压缩机、或离心压缩机、或活塞压缩机、或混流压缩机。8.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，动力回收装置 (31)为轴流式水力透平、或灌流式水力透平、或混流式水力透平、或离心式水力透平、采用上述发明内容，加压移动床气化工艺，以含水40%的高水份褐煤、或洗精煤、 或其它煤为原料生产天然气等产品时，不仅可减全部外供入炉蒸汽消耗，还可外送夹套蒸汽100t/h，减少60%以上的造气污水处理量。喷淋洗涤冷却器O)内的上部，设置气液逆流洗涤段G7)，并采用喷淋洗涤冷却补充水管线(3 送来的，焦油、酚含量比循环洗涤水少得多的，主循环热水作为逆流洗涤段的洗涤用水，不仅减少进入高压传质传热设备(34)的湿煤气中的焦油、酚、氨、尘含量， 进而减少进入气化剂中的焦油、酚、氨、尘含量，还将增加具有高附加值的焦油、酚、氨产量。尤其是吸附塔以K)、(2B)变温吸附工艺，分离掉煤气中部份焦油、油、粗酚等大分子有机化合物，既减少了通过循环热水最终进入低压气提水蒸汽(1 中的焦油等可燃物组份，又通过蒸汽再生回收了焦油等可燃物组份。采用换热器(49)，将喷淋洗涤冷却器⑵排出的高温洗涤煤气水(40)、吸附塔排出的再生解吸水(58)中的热量，通过高温洗涤煤气水(40A)转移到低温热水04)中，不仅增加气提水蒸汽(1 回收量，又避免了采用CO2直接气提高温洗涤煤气水00)中的蒸汽， 带来的焦油等可燃组份进入回收蒸汽的可能，还减少了焦油等高附加值产物的损失。在低压传质传热设备(14)内设置第一提汽段(14A)和第二提汽段(14B)及雾沫分离段(14C)后，具有以下优点含氧气提介质(1 由第一提汽段(14A)下部入塔，与从第二提汽段(14B)上来的含有CO2等无氧气提介质(18)的蒸汽混合后，将大大降低含氧气体，尤其是氧气的分压，从而减少溶入循环水中的氧其数量；CO2等无氧气提介质(18)由第二提汽段(14B)下部入塔，不仅可气提出溶解在循环水中的少量氧气，减少氧气最终进入煤气的数量，而无氧气提介质(18)与含氧气提介质(13)共同存在于第一提汽段(14A)内，将有利于降低气相水蒸汽的分压，并增加气提水蒸汽(1 的产量；由于在低压传质传热设备(14)出口气量大于进口气量多倍，出口蒸汽雾沫夹带量不可忽略，在塔上部设置雾沫分离段(14C)，既可充分利用塔顶空间，减少设备及管线，又可回收分离的液体，还可减少投资及占地。含氧气提介质(1 中氧的体积浓度在0. 5 100%之间的调节，可满足不同灰熔点的原料煤对汽氧比的的需求；含氧气提介质(13)的流量与CO2等无氧等无氧气(18)流量之比在0 10之间的调节，可满足终端产品对煤气中的碳氢比CO H2的需求；。采用本发明，以含水近40%的褐煤为原料，日产400万立方米天然气的生产线，每年节约外供蒸汽300万吨，减少造气污水300万吨，降低污水处理成本1500万元。加压移动床气化工艺，洗精煤为原料生产合成氨。采用发明型回收煤气余热时，可减少80%的外供蒸汽消耗，减少75%的造气污水处理量。年产30万吨合成氨厂，每年节约外供蒸汽52万吨减少造气污水75万吨。南非的萨索尔公司的97台鲁奇加压气化炉炉，即通常俗称的鲁奇加压气化炉，年耗用4300万吨长焰煤，年产750万吨燃油，若其煤气余热回收采用本工艺，每小时可减少外供蒸汽2000吨，全年可节约标煤250万吨，减排二氧化碳500万吨，每年减少煤气污水MOO 万吨，每年降低成本2亿美元。未来全球1000余台鲁奇加压气化炉的煤气余热回收采用本发明，将具有10倍的南非萨索尔公司的节能、环保和经济效益。本发明在利用加碎煤移动床压气化工艺的低氧耗和可用任意原料煤的基础上，成功解决了蒸汽利用率低、煤气污水量巨大、水资源耗量大的难题，为中国和全世界的新一代的以煤为原料制油和天然气等等煤气化化工产业提供了关键的技术支撑。本发明还可用于恩德炉煤气余热回收，常压移动床富氧煤造气的煤气余热回收和流化床煤气化的煤气余热回收。
附图1，现行的移动床加压气化煤气余热回收装置示意图。附图2，采用间壁式换热方式提高循环温热水的煤气余热回收装置示意图。附图3，本发明所述的煤气化未分解蒸汽回收利用工艺示意中1来自煤气炉的热煤气管线；
2煤气喷淋洗涤冷凝器；2A吸附塔及吸附剂；2B吸附塔及吸附剂2C混合器3洗涤冷却后的煤气管线；3A吸附分离了部份气态焦油、油、粗酚类等有机大分子后的高温湿煤气及管线；4废热锅炉下部的气液分离段；
5回收热量的废热锅炉；5a回收热量的间壁换热器；6被回收热量，温度降低后的煤气管线；7加入废热锅炉的软水管线；8废热锅炉回收热量输出低压蒸汽的管线；9煤气冷凝水及管线；10循环水泵；11加压后的高温洗涤水及管线；
12洗涤煤气后的高温洗涤水及管线；13来自制氧装置的氧气、或富氧空气、或氮气、或CO2气体及管线；14采用气液直接接触的逆流低压传质传热设备，作用是将热水中的热量转化为氧气、或富氧空气、或氮气、或(X)2中的蒸汽；14A低压传质传热设备第一提汽段；14B低压传质传热设备第二提汽段；14C雾沫分离段；15低压气提水蒸汽及管线；16加压机，作用是将蒸汽氧气混合气体加到能够进入煤气炉的压力；17高压水蒸汽管线，管内是加压后的蒸汽气提介质混合气体；18无氧气体，二氧化碳、或氮气管线；19脱氧塔，作用是气提分离热水中溶解、夹带的氧气；20提氧气管线，管内是气提了热水中的氧气的气体，是无氧气(队、CO2等)、水蒸汽、氧气三者的混合气体；21的低温循环热水管线；22低温循环热水及管线；23循环热水加压泵；24加压后的低温循环热水及管线；24A循环热水加压泵03)出口低温循环水及管线；25收热量煤气中的热量温度升高后的，高压高温循环热水及管线；沈动力蒸汽管线；27汽轮机，作用是为加压机提供械能的，小型的动力也可以采用电机；28汽轮机乏汽管线，管内蒸汽去蒸汽冷凝装置；31动力回收装置；32低压高温循环水及管线；33动力补偿电机(也可以为其它动力机械设备)；34采用气液直接接触的高压传质传热设备；35喷淋洗涤冷却补充水管线；36来自夹套、或锅炉、或二者混合共用的蒸汽管线；37来自制氧装置的氧气管线；38气化炉；39合格气化剂管线；40外排的高温洗涤煤气水及管线；40A溶解、汇入了解吸水、焦油、油、粗酚、水蒸汽的高温洗涤煤气水及管线；44补充脱除焦油等油类后的含酚煤气水管线；45含焦油煤气水排向焦油回收工序的管线；47喷淋洗涤冷却器内上部增设的逆流洗涤段；49换热器；53气化炉夹套汽包；
54气化炉夹套自产蒸汽及管线；55自产蒸汽补入气化剂总管(17)的蒸汽及管线；56自产蒸汽外送蒸汽及管线；57过热蒸汽及管线；58解吸水、焦油、油、粗酚、水蒸汽及管线；59不凝气及管线。
具体实施例方式下面以低位热值13.44MJ/kg，含水40%的高水份，灰熔点1200°C的褐煤原料 645t/h，采用碎煤移动床加压气化工艺，汽氧比为6，CO2ZO2 = 1，总汽氧比为7，日产400万方天然气的工程能力为例，说明应用本发明回收煤气余热的具体实施方式
的主要参数湿煤气总量142万Nm3/h ；温度230°C ；水蒸汽含量53% ；压力3. OMPa0氧气总量83000Nm3/h；压力 1. 6MPa。CO2 总量83000Nm3/h ；压力 1. 6MPa。静止设备高压传质传热设备1套；低压传质传热设备1套。变温吸附塔一套。换热器1套；含逆流洗涤段的喷淋洗涤冷却器一套。转动设备动力回收涡轮机1套；循环热水泵1套；。蒸汽透平驱动或电动的加压机1套。动力消耗3·82MPa，435°C动力蒸汽 200t/h。IOKV 动力电源 900kw。吸附塔再生用3. 82MPa，435°C蒸汽蒸汽10t/h回收蒸汽 480t/h。外送3. OMPa夹套饱和蒸汽80t/h。
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权利要求
1.煤气余热回收利用工艺，由传质传热设备、管路等构成，其特征在于，由喷淋洗涤冷却器O)、吸附塔OA)和(2B)、高压传质传热设备(34)、动力回收装置(31)、低压传质传热设备(14)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)、混合器(2C)、换热器(49)、含氧气提介质(13)、CO2等无氧气提介质(18)及管路共同组成煤气余热回收利用工艺。
2.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，低压传质传热设备(14)内设置第一提汽段(14A)和第二提汽段(14B)及雾沫分离段(14C)；低压高温循环水 (32)由雾沫分离段(14C)下部入塔，含氧气提介质(1 由第一提汽段(14A)下部入塔，(X)2 等无氧气提介质(18)由第二提汽段(14B)下部入塔；气液逆流接触，通过水的蒸发扩散气提水蒸汽；含氧气提介质(1 中氧的体积百分浓度a :0.5% > a ( 100%，CO2等无氧气提介质(18)中氧的体积浓度<0.5%;含氧气提介质(1 的流量与CO2等无氧等无氧气(18) 流量之比为0 10。
3.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，采用循环热水加压泵 (23)出口的低温水循环水04A)，进入换热器09)回收喷淋洗涤冷却器(2)排出的含焦油煤气水(40)、再生过程解吸水(58)的高温煤气水(40A)中的热量后，低温循环热水04)在高压传质传热设备(34)内，与高温湿煤气(3A)逆流接触，吸收湿煤气中的热量后，成为出塔的高温循环水05)。
4.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，高压传质传热设备 (34)内件、低压传质传热设备(14)内件，采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构，或旋转填料结构、或旋转板式结构、或旋转板式加填料的组合结构。
5.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，喷淋洗涤冷却器(2)内设置气液逆流洗涤段G7)采用采用垂直筛板结构、或浮阀塔板结构、或旋流板结构、或填料结构、或板式内件在上，填料在下的组合结构、或板式内件在下，填料在上的组合结构。
6.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，采用吸附塔以K)和 (2B)轮流吸附分离，喷淋洗涤冷却器O)出口湿煤气中的部份焦油、油、粗酚等大分子有机化合物；采用中压过热蒸汽(57)轮流再生吸附塔以K)和QB)；再生过程解吸出来的水、焦油、油、粗酚、水蒸汽(58)进入混合器QC)溶解、汇入高温煤气水GO)之中；混合器QC)出口的高温煤气水(40A)经换热器09)降低温度后的含油煤气水0 排向焦油回收工序。
7.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，加压机(16)为螺杆压缩机、或轴流压缩机、或离心压缩机、或活塞压缩机、或混流压缩机。
8.根据权利要求1所述的煤气余热回收利用工艺，其特征在于，动力回收装置(31)为轴流式水力透平、或灌流式水力透平、或混流式水力透平、或离心式水力透平。
全文摘要
煤气余热回收利用工艺，本发明属于热交换领域，特别加压移动床煤气化的煤气余热回收工艺。现行加压移动床煤气余热回收，采用废热锅炉将煤气余热回收为低压蒸汽，不能作为原料水蒸汽使用，增加了煤气化成本。本发明采用高压传质传热设备(34)、低压传质传热设备(14)、换热器(49)、动力回收装置(31)、循环热水加压泵(23)、加压机(16)等及管路构成的煤气余热回收利用工艺，优化了现行的煤气余热回收工艺，在加压移动床煤气化余热回收工艺中采用本发明，可以大幅降低外供蒸耗蒸汽的同时，还可大幅降低煤气污水的量和煤气废水处理费用，增加焦油等高附加值副产物产量，更好的降低了加压移动床煤气化成本。
文档编号C10J3/86GK102559283SQ201110094388
公开日2012年7月11日 申请日期2011年4月11日 优先权日2010年12月7日
发明者李宁 申请人:李宁