專利名稱：：分流式等溫耐硫變換工藝及其設備的制作方法
技術領域：
：本發(fā)明屬于氣體凈化領域，涉及一種用于煤制氣體中，采用Co-Mo寬溫耐硫變換催化劑，使一氧化碳和水蒸汽發(fā)生變換反應生成氫氣和二氧化碳的分流式等溫耐硫變換工藝和設備。本發(fā)明適用于煤制合成天然氣、煤制合成油、煤制混合醇、煤制甲醇等大型和超大型變換裝置。
背景技術：
：近年來，煤化工制合成氣快速發(fā)展，不同的下游產品對合成氣中H2/C0比例的要求不同，一般采用變換反應調整氣體組成。一氧化碳(CO)變換裝置在煤制合成天然氣、煤制合成油、煤制混合醇、煤制甲醇等裝置中起著重要作用，變換的能耗在產品的總能耗中占有相當?shù)谋壤?。對變換工藝、變換設備進行創(chuàng)新、優(yōu)化，特別是目前新的煤氣化工藝煤氣中一氧化碳含量很高，在研究變換對策并降低蒸汽消耗的同時，盡可能回收利用變換反應產生的高、低位能是現(xiàn)代化大型和超大型煤化工裝置節(jié)能減排的一個重要目標。傳統(tǒng)的C0耐硫變換工藝，變換反應是在絕熱反應器(變換爐)中進行的，一般是多級變換，存在以下弊端1、變換級數(shù)多，設備多，阻力降大，投資大；2、大部分催化劑處在較高的出口溫度下(基本是熱點溫度)運行，壽命短；3、反應器溫度控制困難，容易出現(xiàn)超溫、飛溫，對變換爐壓力殼體和下游設備影響大，對裝置安全運行造成隱患；4、催化劑硫化過程復雜，且容易發(fā)生硫化超溫；5、需要另外的開工加熱器(明火或蒸汽加熱)，以便對催化劑進行升溫、硫化和再生等；6、由于受絕熱溫升的影B向，反應器出口C0濃度受反應平衡制約，難以達到較低的水平；7、反應溫升會使反應器的溫度超出催化劑活性范圍，導致催化劑表面的活性組分熔結，比表面積大幅度下降，活性下降，甚至無法使用；8、變換爐尺寸大，熱回收的流程復雜。中國專利公開號CN1429764A公開了"一種C0等溫耐硫變換工藝"，經分析該等溫耐硫變換工藝實用性不大，并存在如下問題1、該發(fā)明中采用的列管式反應器催化劑裝填系數(shù)低，催化劑裝量少，不適合于大型化和超大型化裝置；內置盤管式反應器比冷面小，移熱困難，而且同平面溫差大，容易造成局部過熱，不適用于高C0含量的煤氣變換；2、采用一段等溫變換進行深度變換，或者副產蒸汽壓力低，熱回收效率差；或者汽氣比大，即消耗大量蒸汽，產生大量廢水；采用二段或三段等溫變換，設備多，系統(tǒng)復雜，投資大；3、副產飽和蒸汽不能作為動力蒸汽使用，實際熱回收效果不好；4、未考慮高C0含量氣體變換大量反應熱的移出阻礙問題，即自然循環(huán)無法實現(xiàn)高通量熱量的移出。
發(fā)明內容本發(fā)明所要解決的技術問題之一在于克服現(xiàn)有技術中存在的不足，提供一種新的CO分流式等溫耐硫變換工藝，其通過流程上分流式，來解決變換副產蒸汽的過熱、絕熱變換爐溫升過大、汽氣比過大和廢水量過大等問題。在工藝上采用強制循環(huán)移熱方法，來解決大4放熱量、大熱通量的移熱問題，以降低熱點溫度，適應高CO煤氣的變換。本發(fā)明所要解決的技術問題之二在于克服現(xiàn)有技術中存在的不足，提供一種新的CO分流式等溫耐硫變換設備，其絕熱變換反應器可以是軸向的，也可以是軸徑向的；等溫變換爐可以是軸向的，也可以是軸徑向的；采用催化劑裝填系數(shù)大的變換爐內件型式，例如板殼式，解決催化劑裝量大和設備大型化問題；在管道安裝布置上解決變換爐和下游換熱設備的管道連接存在安全隱患或投資過大的問題。作為本發(fā)明第一方面的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，從界外來的原料煤氣分流成至少兩部分，其中第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后進入第一級變換反應步驟進行變換反應，產出第一變換氣，其余部分被送入下一級變換反應步驟進行變換反應。所述第一部分原料煤氣的體積為界外來的原料煤氣體積的10-40%。所述下一級變換反應步驟至少包括一第二級變換反應步驟，其余部分原料氣至少還被分出第二部分原料氣，并與第一變換氣混合進入第二級變換反應步驟進行變換反應，產出第二變換氣。所述第一級變換反應步驟為絕熱變換反應步驟，該第一級變換反應步驟出來的第一變換氣溫度為400-50(TC，溫度為400-50(TC的第一變換氣送入一蒸汽過熱器回收熱量，溫度降為250-35(TC的第一變換氣與第二部分原料煤氣混合成溫度為200-30(TC混合氣體送入第二級變換反應步驟進行變換反應。所述第二級變換反應步驟為等溫變換反應步驟，該第二級變換反應步驟出來的第二變換氣溫度為250-35(TC，第二變換氣送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；所述等溫變換反應步驟副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽被泵采用強制循環(huán)移熱方式送入汽包，通過該汽包分離出副產中壓飽和蒸汽，分離出的副產中壓飽和蒸汽被送入所述蒸汽過熱器過熱至350-45(TC送出，鍋爐給水預熱器預熱的鍋爐用水被送入汽包。所述第二級變換反應步驟為絕熱變換反應步驟，第二級變換反應步驟出來的第二變換氣溫度溫度為400-50(TC，第二變換氣送入一廢熱鍋爐與進入廢熱鍋爐內的預熱后的鍋爐用水進行熱交換后送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；鍋爐給水預熱器預熱后的鍋爐用水送入廢熱鍋爐副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽被送入所述蒸汽過熱器過熱至350-45(TC送出。或者所述第一級變換反應步驟為等溫變換反應步驟，第一級變換反應步驟出來的第一變換氣的溫度為250-35(TC，送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；所述等溫變換反應步驟副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽被泵采用強制循環(huán)移熱方式送入汽包，通過該汽包分離出副產中壓飽和蒸汽送出。作為本發(fā)明第二方面的分流式等溫耐硫變換設備，至少包括一第一變換反應器和一鍋爐給水預熱器以及熱回收冷卻系統(tǒng)，第一變換反應器的第一變換氣出口管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，鍋爐給水預熱器出氣口與所述熱回收冷卻系統(tǒng)連接；第一變換反應器的原料氣入口接原料煤氣。從界外來的原料煤氣分流成至少兩部分，其中第一部分原料煤5氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后進入通過第一變換反應器的原料氣入口進入第一變換反應器進行變換反應，產出第一變換氣，其余部分被送入下一級變換反應器進行變換反應；第一變換氣通過第一變換氣出口管送入所述鍋爐給水預熱器回收熱量后，通過管線再送入所述熱回收冷卻系統(tǒng)分離出變換氣和冷凝器。在本發(fā)明一個實施例中，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一汽包，所述第一變換反應器為等溫變換反應器，所述第一變換反應器通過一由泵及管線構成的強制循環(huán)移熱回路與汽包連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與汽包連接，向汽包輸送預熱后的鍋爐給水；第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器的原料氣入口進入第一變換反應器進行變換反應，產出第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管送入所述鍋爐給水預熱器回收熱量后，再送入所述熱回收冷卻系統(tǒng)分離出變換氣和冷凝器；第一變換反應器副產中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過強制循環(huán)移熱回路送入汽包進行分離，所述汽包分離出的中壓飽和蒸汽通過汽包的蒸汽出口管送出。在本發(fā)明另一個實施例中，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一第二變換反應器、一蒸汽過熱器、一汽包，其中第一變換反應器為絕熱變換反應器，第二變換反應器為等溫變換反應器，其中第一變換反應器的第一變換氣出口管與蒸汽過熱器的第一變換氣入口管直接，蒸汽過熱器的第一變換氣輸送管與第二變換反應器的原料氣入口連接，第二變換反應器的原料氣入口還接原料煤氣；所述第二變換反應器通過一由泵及管線構成的強制循環(huán)移熱回路與汽包連接，第二變換反應器的第二變換氣出口管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與汽包連接，向汽包輸送預熱后的鍋爐給水；汽包的蒸汽出口管接蒸汽過熱器的中壓飽和蒸汽入口，蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出中壓過熱蒸汽。第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器的原料氣入口進入第一變換反應器進行變換反應，產出第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管送入蒸汽過熱器，與送入的中壓飽和蒸汽進行熱交換，蒸汽過熱器產出的中壓過熱蒸汽由中壓過熱蒸汽出口管送出，經過回收熱量后的第一變換氣通過第一變換氣輸送管輸送至第二變換反應器的原料氣入口，與其余部分的原料煤氣混合后進入第二變換反應器進行變換反應，產出第二變換氣，第二變換氣通過第二變換反應器的第二變換氣出口管送入所述鍋爐給水預熱器回收熱量后，再送入所述熱回收冷卻系統(tǒng)分離出變換氣和冷凝器；第二變換反應器副產中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過強制循環(huán)移熱回路送入汽包進行分離，所述汽包分離出的中壓飽和蒸汽通過汽包的蒸汽出口管送至蒸汽過熱器進行過熱，蒸汽過熱器產出的中壓過熱蒸汽通過蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出。在本發(fā)明又一個實施例中，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一第二變換反應器、一蒸汽過熱器、一廢熱鍋爐，其中第一變換反應器和第二變換反應器均為絕熱變換反應器，其中第一變換反應器的第一變換氣出口管與蒸汽過熱器的第一變換氣入口管直接，蒸汽過熱器的第一變換氣輸送管與第二變換反應器的原料氣入口連接，第二變換反應器的原料氣入口還接原料煤氣；所述第二變換反應器的第二變換氣出口管與廢熱鍋爐的第二變換氣入口管直連，廢熱鍋爐的第二變換氣輸送管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與廢熱鍋爐的給水口連接，向廢熱鍋爐輸送預熱后的鍋爐給水；廢熱鍋爐的蒸汽出口管接蒸汽過熱器的中壓飽和蒸汽入口，蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出中壓過熱蒸汽。第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器的原料氣入口進入第一變換反應器進行變換反應，產出第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管送入蒸汽過熱器，與送入的中壓飽和蒸汽進行熱交換，蒸汽過熱器產出的中壓過熱蒸汽由中壓過熱蒸汽出口管送出，經過回收熱量后的第一變換氣通過第一變換氣輸送管輸送至第二變換反應器的原料氣入口，與其余部分的原料煤氣混合后進入第二變換反應器進行變換反應，產出第二變換氣，第二變換氣通過第二變換反應器的第二變換氣出口管送入所述廢熱鍋爐回收熱量后，再送入所述熱回收冷卻系統(tǒng)分離出變換氣和冷凝器；廢熱鍋爐副產中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過蒸汽出口管送至蒸汽過熱器進行過熱，蒸汽過熱器產出的中壓過熱蒸汽通過蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出。所述的絕熱變換反應器為軸向型變換反應器或軸徑向型變換反應器。所述等溫變換反應器為立式管殼式、立式冷管式、立式板式、臥式管殼式、臥式冷管式、臥式板式等溫變換反應器中的一種。由于采用了如上的技術方案，本發(fā)明與現(xiàn)有技術相比，具有如下特點(1)本發(fā)明流程上采用分流式流程布置，絕熱變換負荷由副產蒸汽的過熱要求確定，加入蒸汽量滿足變換率要求和滿足絕熱變換控制溫升要求，達到加入蒸汽量最少、產生廢水量最少、熱回收流程簡單的目的。(2)分流式的流程布置，解決變換副產蒸汽的過熱問題，同時將變換負荷在等溫變換爐上，使得催化劑上產生的應力最小，催化劑處于較為緩和的等溫反應過程中，可以延長催化劑的使用壽命。(3)絕熱反應器采用軸向或軸徑向變換反應器結構，提高催化劑裝填系數(shù)，有利于裝置大型化，同時也降低催化劑床層的阻力降。(4)等溫變換反應器為立式管殼式、立式冷管式、立式板式、臥式管殼式、臥式冷管式、臥式板式等溫變換反應器中的一種，使等溫變換反應器的催化劑既可以裝在立式或臥式板殼式反應器的換熱板之間，也可以裝在立式或臥式管殼式反應器的換熱管中，也可以裝在立式或臥式冷管式反應器的壓力容器中，采用這種特殊等溫變換反應器結構的目的是為了快速移走CO變換反應過程中產生的熱量，從而達到催化劑床層等溫的目的。具體是對于板殼式反應器而言，催化劑裝填在換熱板之間，板中用于走鍋爐給水和蒸汽的混合物。當反應產生大量的熱時，底部進口的水部分變成蒸汽，在換熱板中形成汽液兩相。由于水的汽化作用，使得反應過程中產生的熱量可以通過鍋爐給水蒸發(fā)產生蒸汽的方式移走。整個換熱板中的壓力基本一致和穩(wěn)定，可以保證水的汽化溫度或汽液兩相溫度是恒定的，由此實現(xiàn)催化劑床層溫度的恒定。對于管殼式反應器而言，催化劑裝填在換熱管內，管外走鍋爐給水和蒸汽的混合物。當反應產生大量的熱時，底部進口的水部分變成蒸汽，在管間形成汽液兩相。由于水的汽化作用，使得反應過程中產生的熱量可以通過鍋爐給水蒸發(fā)產生蒸汽的方式移走。整個管間的壓力基本一致和穩(wěn)定，可以保證水的汽化溫度或汽液兩相溫度是恒定的，由此實現(xiàn)催化劑床層溫度的恒定。對于冷管式反應器而言，催化劑裝填在換熱管間，管內走鍋爐給水和蒸汽的混合物，即冷管完全埋在催化劑床層中。當反應產生大量的熱時，底部進口的水部分變成蒸汽，在管內形成汽液兩相。由于水的汽化作用，使得反應過程中產生的熱量可以通過鍋爐給水蒸發(fā)產生蒸汽的方式移走。整個管內的壓力基本一致和穩(wěn)定，可以保證水的汽化溫度或汽液兩相溫度是恒定的，由此實現(xiàn)催化劑床層溫度的恒定。(5)工藝上等溫變換反應器采用強制循環(huán)移熱，用于移走變換反應熱的介質是水，即所謂的鍋爐給水_蒸汽系統(tǒng)，副產中壓過熱蒸汽(2.59.0MPaG)，采用泵強制循環(huán)把鍋爐給水打進等溫變換反應器；強制循環(huán)可以避免水汽化時的膜狀沸騰、促進變換爐催化劑迅速移熱，降低熱點和床層溫度；而且因為強制循環(huán)，裝置操作負荷彈性大，即變換爐內移熱循環(huán)的建立和負荷沒有關系，這和自然循環(huán)完全不同。因此本發(fā)明特別適合于CO含量高的原料氣的變換。離開等溫變換反應器的鍋爐給水和蒸汽的汽液兩相通過管道和等溫變換反應器外部的汽包連接，汽包中汽液分離，氣體為副產的中壓飽和蒸汽，液體和補充的鍋爐給水一起進入變換爐繼續(xù)吸收熱量部分汽化。因此，可以通過調節(jié)汽包的壓力即水蒸發(fā)的溫度來調節(jié)催化劑床層的溫度而達到等溫和可控的目的，在任何操作條件下，特別是在開車、低負荷運行和事故工況下，水循環(huán)系統(tǒng)可保證催化劑床層溫度穩(wěn)定。另外，強制循環(huán)可以把部分新鮮鍋爐給水補充在循環(huán)泵的入口，即可以控制循環(huán)水入變換爐的溫度，改變下部出口催化劑的溫度，從而改變變換反應平衡，進一步提高變換率。而自然循環(huán)只能把鍋爐給水全部補入汽包，入變換爐的水溫度是飽和的恒定的，因此變換率受產汽壓力的限制。(6)采用蒸汽加入鍋爐給水循環(huán)回路從變換爐冷側對催化劑床層進行升溫，不需額外的加熱器；強制循環(huán)可以保證升溫硫化快速平穩(wěn)。催化劑硫化簡單，迅速且無過熱危險，不易產生硫化超溫。(7)絕熱變換反應器和下游換熱器直接連接(類似于氨合成塔和下游換熱器的直接連接)，取消連接管道，降低下封頭和法蘭的設計溫度，投資降低。同時解決變換爐超溫、飛溫問題和出口管道的安全問題；換熱設備的特殊設計保證換熱器的安全問題。(8)進絕熱變換反應器的小部分煤氣，配入過熱蒸汽(300450°C)，滿足絕熱變換爐進口溫度要求(200300°C)、變換率要求和絕熱變換爐控制溫升要求；出絕熱變換反應器的變換氣溫度40050(TC，進入蒸汽過熱器回收熱量，滿足副產蒸汽過熱的要求(300450°C)，變換氣溫度降低(250350°C)。(9)催化劑床層的溫度分布符合變換放熱反應的動力學要求，催化劑處于最佳的工作狀態(tài)。(10)消除由絕熱溫升而產生的平衡對出口CO濃度的限制，在相同條件下，出口CO含量明顯低于傳統(tǒng)絕熱耐硫變換。(11)絕熱或等溫催化劑床層采用軸向(大型變換裝置)或軸徑向(超大型變換裝置)內件結構，降低催化劑床層的阻力降。(12)變換氣和分流的大部分原料煤氣混合，稀釋原料煤氣中CO濃度；同時變換氣中蒸汽含量可滿足進一步變換要求。本發(fā)明的耐硫變換工藝和設備，可以匹配不同造氣方法產生的粗煤氣作為原料。常用的造氣方法包括渣油部分氧化、水煤漿氣化、干煤粉氣化、魯奇爐或BGL煤氣化、流化床氣化等等。本發(fā)明特別適合處理CO含量高的粗煤氣變換，例如GSP干煤粉氣化法生產的高CO含量的粗煤氣，干基CO組成可以達到70%以上。對于CO含量低的低溫變換，本發(fā)明也能適用。本發(fā)明的工藝和設備，適應耐硫變換操作溫度范圍20050(TC、壓力范圍2.010.OMPaG，工藝氣硫化氫含量^0.01%(v)，汽氣比為02.0。出口變換氣中(H2_C02)/(CO+C02)可以為2(煤制甲醇裝置或煤制合成油裝置)，或2.02.5(煤制混合醇裝置)，或3.0(煤制合成天然氣裝置)，或者更高(合成氨裝置或制氫裝置)。本發(fā)明與現(xiàn)有技術相比，具有變換爐催化劑床層溫度平穩(wěn)、控制簡單、操作方便、出口CO含量低；變換流程短、設備少、阻力降低；副產蒸汽量大、過熱溫度高、蒸汽壓力高、熱回收效率高等特點。因此本發(fā)明的工藝和設備，可以達到減少變換級數(shù)，減少設備臺數(shù)和阻力降，降低投資；副產蒸汽量大、過熱溫度高、壓力高，節(jié)能；減少變換蒸汽消耗、降低外排廢水，環(huán)保；裝置設備容易大型化的目的。圖1為本發(fā)明實施例1的流程示意圖。圖2為本發(fā)明實施例2的流程示意圖。圖3為本發(fā)明實施例3的流程示意圖。具體實施例方式為了使本發(fā)明實現(xiàn)的技術手段、創(chuàng)作特征、達成目的與功效易于明白了解，下面結合具體圖示，進一步闡述本發(fā)明。實施例1參見圖1，圖1所示的分流式等溫耐硫變換設備適合高CO含量的煤氣變換。該分流式等溫耐硫變換設備包括第一變換反應器Rl、第二變換反應器R2、蒸汽過熱器H1、汽包V1、鍋爐給水預熱器H2以及熱回收冷卻系統(tǒng)H3，第一變換反應器R1為軸向型絕熱變換反應器或軸徑向型絕熱變換反應器。第二變換反應器為立式管殼式、立式冷管式、立式板式、臥式管殼式、臥式冷管式、臥式板式等溫變換反應器中的一種。第一變換反應器R1的第一變換氣出口管1與蒸汽過熱器H1的第一變換氣入口管2直接，蒸汽過熱器Hl的第一變換氣輸送管3與第二變換反應器R2的原料氣入口4連接，第二變換反應器R2的原料氣入口4還接原料煤氣5。第二變換反應器R2通過一由泵Pl及管線構成的強制循環(huán)移熱回路6與汽包VI連接，第二變換反應器R2的第二變換氣出口管7與鍋爐給水預熱器H2的進氣口8連接，鍋爐給水預熱器H2的鍋爐給水管9與汽包VI連接，向汽包VI輸送預熱后的鍋爐給水；汽包VI的蒸汽出口管10接蒸汽過熱器H1的中壓飽和蒸汽入口ll，蒸汽過熱器Hl的中壓過熱蒸汽出口管12送出中壓過熱蒸汽。鍋爐給水預熱器H2的出氣口13接熱回收冷卻系統(tǒng)H3。該實施例的工藝過程如下從界外來的原料煤氣5(干氣或飽和煤氣)分成兩部分，占界外來的原料煤氣5體積10-40%的第一部分原料煤氣51配入過熱蒸汽121，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器Rl的原料氣入口14進入第一變換反應器R1進行絕熱變換反應，產出溫度為400-50(TC的第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口壓飽和蒸汽入口ll送入的中壓飽和蒸汽進行熱交換，以回收熱量，由第一變換氣輸送管3送出的第一變換氣溫度降低至250-350°C。蒸汽過熱器H1產出的中壓過熱蒸汽由中壓過熱蒸汽出口管12送出。經過回收熱量后的第一變換氣通過第一變換氣輸送管3輸送至第二變換反應器R2的原料氣入口4，與其余部分的原料煤氣52混合后，形成溫度為200-30(TC混合氣體進入第二變換反應器R2進行等溫變換反應，產出溫度為250-35(TC的第二變換氣，第二變換氣通過第二變換反應器R2的第二變換氣出口管7以及鍋爐給水預熱器H2的進氣口8送入鍋爐給水預熱器H2回收熱量。經熱量回收后的第二變換氣再由鍋爐給水預熱器H2的出氣口13送入熱回收冷卻系統(tǒng)H3分離出變換氣和冷凝液。第二變換反應器R2副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過強制循環(huán)移熱回路6送入汽包VI進行分離，汽包VI分離出的中壓飽和蒸汽通過汽包VI的蒸汽出口管10、中壓飽和蒸汽入口ll送至蒸汽過熱器Hl進行過熱，蒸汽過熱器H1產出的溫度為350-45(TC的中壓過熱蒸汽通過蒸汽過熱器Hl的中壓過熱蒸汽出口管12送出。送出的中壓鍋熱蒸汽一部分可以配入第一部分原料煤氣51中。本實施例的原料煤氣可以為GSP干煤粉造氣，具體參數(shù)見表1:表1氣化下游(BL)的粗煤氣溫度。C215壓力MPa(a)3.83組分H2Vol.-%9.883COVol,-%29.829C02Vol._%1.564N2Vol.-%0.799NH3Vol.-%0.001HCNVol.-%0.001H2SVol.-%0.044COSVol.-%0.005HC1Vol,-％<0,001H20Vol,-%57.872本實施例還可以使用BGL煤造氣，具體參數(shù)見表2表210<table>tableseeoriginaldocumentpage11</column></row><table>實施例2參見圖2，圖2所示的分流式等溫耐硫變換設備適合高CO含量的煤氣變換。該分流式等溫耐硫變換設備包括第一變換反應器Rl、第二變換反應器R2、蒸汽過熱器Hl、廢熱鍋爐H4、鍋爐給水預熱器H2以及熱回收冷卻系統(tǒng)H3，第一變換反應器R1和第二變換反應器R2為軸向型絕熱變換反應器或軸徑向型絕熱變換反應器。第一變換反應器R1的第一變換氣出口管1與蒸汽過熱器H1的第一變換氣入口管2直接，蒸汽過熱器Hl的第一變換氣輸送管3與第二變換反應器R2的原料氣入口4連接，第二變換反應器R2的原料氣入口4還接原料煤氣5。第二變換反應器R2的第二變換氣出口管7與廢熱鍋爐H4的變換氣入口15直連，廢熱鍋爐H4的變換氣出口16與鍋爐給水預熱器H2的進氣口8連接，鍋爐給水預熱器H2的鍋爐給水管9與廢熱鍋爐H4冷側的進水口17連接，向廢熱鍋爐H4輸送預熱后的鍋爐給水；廢熱鍋爐H4的蒸汽出口管18接蒸汽過熱器H1的中壓飽和蒸汽入口ll，蒸汽過熱器Hl的中壓過熱蒸汽出口管12送出中壓過熱蒸汽。鍋爐給水預熱器H2的出氣口13接熱回收冷卻系統(tǒng)H3。該實施例的工藝過程如下從界外來的原料煤氣5(干氣或飽和煤氣)分成兩部分，占界外來的原料煤氣5體積10-40%的第一部分原料煤氣51配入過熱蒸汽121，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器Rl的原料氣入口14進入第一變換反應器R1進行絕熱變換反應，產出溫度為400-50(TC的第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管1、第一變換氣入口管2直接送入蒸汽過熱器Hl，與由中壓飽和蒸汽入口11送入的中壓飽和蒸汽進行熱交換，以回收熱量，由第一變換氣輸送管3送出的第一變換氣溫度降低至250-350°C。蒸汽過熱器H1產出的中壓過熱蒸汽由中壓過熱蒸汽出口管12送出。經過回收熱量后的第一變換氣通過第一變換氣輸送管3輸送至第二變換反應器R2的原料氣入口4，與其余部分的原料煤氣52混合后，形成溫度為200-30(TC的混合氣體進入第二變換反應器R2進行絕熱變換反應，產出溫度為400-50(TC的第二變換氣，第二變換氣通過第二變換反應器R2的第二變換氣出口管7、廢熱鍋爐H4的變換氣入口15送入廢熱鍋爐H4回收熱量。經熱量回收后的第二變換氣溫度降低至250-35(TC，再由廢熱鍋爐H4的變換氣出口16、鍋爐給水預熱器H2的進氣口8送入鍋爐給水預熱器H2進一步回收熱量，進一步回收熱量后的第二變換氣由鍋爐給水預熱器H2的出氣口13送入熱回收冷卻系統(tǒng)H3分離出變換氣和冷凝液。廢熱鍋爐H4副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過由中壓過熱蒸汽出口管12送至蒸汽過熱器H1進行過熱，蒸汽過熱器H1產出的溫度為350-45(TC的中壓過熱蒸汽通過蒸汽過熱器Hl的中壓過熱蒸汽出口管12送出。送出的中壓鍋熱蒸汽一部分可以配入第一部分原料煤氣51中。另外為了達到要求的變換率，第二變換氣經氣體換熱后，可再增加一級絕熱變換反應器進行三級變換。實施例3參見圖3，圖3所示的分流式等溫耐硫變換設備適合中低CO含量的煤氣變換。該分流式等溫耐硫變換設備包括第一變換反應器Rl、汽包Vl、鍋爐給水預熱器H2以及熱回收冷卻系統(tǒng)H3，第一變換反應器R1為立式管殼式、立式冷管式、立式板式、臥式管殼式、臥式冷管式、臥式板式等溫變換反應器中的一種。第一變換反應器R1的第一變換氣出口管1與鍋爐給水預熱器H2的進氣口8連接，鍋爐給水預熱器H2的鍋爐給水管9與汽包VI連接，向汽包VI輸送預熱后的鍋爐給水；第一變換反應器Rl通過一由泵Pl及管線構成的強制循環(huán)移熱回路6與汽包VI連接，汽包VI分離出的中壓飽和蒸汽由汽包V1的蒸汽出口管IO送去甲烷化過熱。鍋爐給水預熱器H2的出氣口13接熱回收冷卻系統(tǒng)H3。第一變換反應器R1的原料氣入口4接原料煤氣5和中壓過熱蒸汽121。該實施例的工藝過程如下從界外來的原料煤氣5(干氣或飽和煤氣)配入過熱蒸汽121，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器Rl的原料氣入口14進入第一變換反應器R1進行等溫變換反應，產出溫度為250-35(TC的第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管1、鍋爐給水預熱器H2的進氣口8送入鍋爐給水預熱器H2回收熱量。經熱量回收后的第一變換氣再由鍋爐給水預熱器H2的出氣口13送入熱回收冷卻系統(tǒng)H3分離出變換氣和冷凝液。第一變換反應器Rl副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過強制循環(huán)移熱回路6送入汽包VI進行分離，汽包VI分離出的中壓飽和蒸汽通過汽包VI的蒸汽出口管10送去甲烷化過熱，以上顯示和描述了本發(fā)明的基本原理和主要特征和本發(fā)明的優(yōu)點。本行業(yè)的技術人員應該了解，本發(fā)明不受上述實施例的限制，上述實施例和說明書中描述的只是說明本發(fā)明的原理，在不脫離本發(fā)明精神和范圍的前提下，本發(fā)明還會有各種變化和改進，這些變化和改進都落入要求保護的本發(fā)明范圍內。本發(fā)明要求保護范圍由所附的權利要求書及其等效物界定。權利要求分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，從界外來的原料煤氣分流成至少兩部分，其中第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-300℃后進入第一級變換反應步驟進行變換反應，產出第一變換氣，其余部分被送入下一級變換反應步驟進行變換反應。2.如權利要求1所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述第一部分原料煤氣的體積為界外來的原料煤氣體積的10-40%。3.如權利要求1或2所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述下一級變換反應步驟至少包括一第二級變換反應步驟，其余部分原料氣至少還被分出第二部分原料氣，并與第一變換氣混合進入第二級變換反應步驟進行變換反應，產出第二變換氣。4.如權利要求1所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述第一級變換反應步驟為絕熱變換反應步驟，該第一級變換反應步驟出來的第一變換氣溫度為400-50(TC，溫度為400-50(TC的第一變換氣送入一蒸汽過熱器回收熱量，溫度降為250-35(TC的第一變換氣與第二部分原料煤氣混合成溫度為200-30(TC混合氣體送入第二級變換反應步驟進行變換反應。5.如權利要求3所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述第二級變換反應步驟為等溫變換反應步驟，該第二級變換反應步驟出來的第二變換氣溫度為250-35(TC，第二變換氣送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；所述等溫變換反應步驟副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽被泵采用強制循環(huán)移熱方式送入汽包，通過該汽包分離出副產中壓飽和蒸汽，分離出的副產中壓飽和蒸汽被送入所述蒸汽過熱器過熱至350-45(TC送出，鍋爐給水預熱器預熱的鍋爐用水被送入汽包。6.如權利要求3所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述第二級變換反應步驟為絕熱變換反應步驟，第二級變換反應步驟出來的第二變換氣溫度溫度為400-500°C，第二變換氣送入一廢熱鍋爐與進入廢熱鍋爐內的預熱后的鍋爐用水進行熱交換后送入送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；鍋爐給水預熱器預熱后的鍋爐用水送入廢熱鍋爐副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽被送入所述蒸汽過熱器過熱至350-450°C送出。7.如權利要求1所述的分流式等溫耐硫變換工藝，其特征在于，所述第一級變換反應步驟為等溫變換反應步驟，第一級變換反應步驟出來的第一變換氣的溫度為250-35(TC，送入一鍋爐給水預熱器回收熱量，經過鍋爐給水預熱器回收熱量后送至熱回收冷卻系統(tǒng)分離出最終變換氣和冷凝液；所述等溫變換反應步驟副產2.5-9.OMPaG中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽被泵采用強制循環(huán)移熱方式送入汽包，通過該汽包分離出副產中壓飽和蒸汽送出。8.分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，至少包括一第一變換反應器和一鍋爐給水預熱器以及熱回收冷卻系統(tǒng)，第一變換反應器的第一變換氣出口管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，鍋爐給水預熱器出氣口與所述熱回收冷卻系統(tǒng)連接；第一變換反應器的原料氣入口接原料煤氣。9.如權利要求8所述的分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一汽包，所述第一變換反應器為等溫變換反應器，所述第一變換反應器通過一由泵及管線構成的強制循環(huán)移熱回路與汽包連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與汽包連接，向汽包輸送預熱后的鍋爐給水；第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-30(TC后通過第一變換反應器的原料氣入口進入第一變換反應器進行變換反應，產出第一變換氣，第一變換氣通過第一變換氣出口管送入所述鍋爐給水預熱器回收熱量后，再送入所述熱回收冷卻系統(tǒng)分離出變換氣和冷凝器；第一變換反應器副產中壓飽和蒸汽，副產中壓飽和蒸汽通過強制循環(huán)移熱回路送入汽包進行分離，所述汽包分離出的中壓飽和蒸汽通過汽包的蒸汽出口管送出。10.如權利要求8所述的分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一第二變換反應器、一蒸汽過熱器、一汽包，其中第一變換反應器為絕熱變換反應器，第二變換反應器為等溫變換反應器，其中第一變換反應器的第一變換氣出口管與蒸汽過熱器的第一變換氣入口管直接，蒸汽過熱器的第一變換氣輸送管與第二變換反應器的原料氣入口連接，第二變換反應器的原料氣入口還接原料煤氣；所述第二變換反應器通過一由泵及管線構成的強制循環(huán)移熱回路與汽包連接，第二變換反應器的第二變換氣出口管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與汽包連接，向汽包輸送預熱后的鍋爐給水；汽包的蒸汽出口管接蒸汽過熱器的中壓飽和蒸汽入口，蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出中壓過熱蒸汽。11.如權利要求8所述的分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，所述的分流式等溫耐硫變換設備還包括一第二變換反應器、一蒸汽過熱器、一廢熱鍋爐，其中第一變換反應器和第二變換反應器均為絕熱變換反應器，其中第一變換反應器的第一變換氣出口管與蒸汽過熱器的第一變換氣入口管直接，蒸汽過熱器的第一變換氣輸送管與第二變換反應器的原料氣入口連接，第二變換反應器的原料氣入口還接原料煤氣；所述第二變換反應器的第二變換氣出口管與廢熱鍋爐的第二變換氣入口管直連，廢熱鍋爐的第二變換氣輸送管與鍋爐給水預熱器進氣口連接，所述鍋爐給水預熱器的鍋爐給水管與廢熱鍋爐的給水口連接，向廢熱鍋爐輸送預熱后的鍋爐給水；廢熱鍋爐的蒸汽出口管接蒸汽過熱器的中壓飽和蒸汽入口，蒸汽過熱器的中壓過熱蒸汽出口管送出中壓過熱蒸汽。12.如權利要求10或11所述的分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，所述的絕熱變換反應器為軸向型變換反應器或軸徑向型變換反應器。13.如如權利要求9或10所述的分流式等溫耐硫變換設備，其特征在于，所述等溫變換反應器為立式管殼式、立式冷管式、立式板式、臥式管殼式、臥式冷管式、臥式板式等溫變換反應器中的一種。全文摘要本發(fā)明公開的分流式等溫耐硫變換工藝，其從界外來的原料煤氣分流成至少兩部分，其中第一部分原料煤氣配入過熱蒸汽，將溫度提高至200-300℃后進入第一級變換反應步驟進行變換反應，產出第一變換氣，其余部分被送入下一級變換反應步驟進行變換反應。具有變換爐催化劑床層溫度平穩(wěn)、控制簡單、操作方便、出口CO含量低；變換流程短、設備少、阻力降低；副產蒸汽量大、過熱溫度高、蒸汽壓力高、熱回收效率高等特點。因此本發(fā)明可以達到減少變換級數(shù)，減少設備臺數(shù)和阻力降，降低投資；副產蒸汽量大、過熱溫度高、壓力高，節(jié)能；減少變換蒸汽消耗、降低外排廢水，環(huán)保；裝置設備容易大型化的目的。本發(fā)明還公開了該工藝所使用的分流式等溫耐硫變換設備。文檔編號C01B3/12GK101704513SQ20091005634公開日2010年5月12日申請日期2009年8月13日優(yōu)先權日2009年8月13日發(fā)明者楊震東,金力強,陸歡慶申請人:上海國際化建工程咨詢公司