技术领域

本发明属于热交换技术领域， 特别涉及煤气余热回收利用装置和回收工艺。

背景技术

众所周知， 煤制化学合成产品， 如 、 NH ₃ 、 CH ₄ 、 CH ₃ 0H、 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强吸热的 C+H ₂ 0=CO+H ₂ 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+H ₂ 0=CO+H ₂ 和 CO变换反应 CO+H ₂ 0=C0 ₂ +H ₂ 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+H ₂ 0=CO+H ₂ 和 CO+H ₂ 0=C0 ₂ +H ₂ 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、 干熘层中干熘产物少， 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 熘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前， 都必须向煤气喷水， 进行初步的除尘、洗涤，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. 5MPa压力的低压饱和蒸汽， 煤气中的水蒸气则被冷凝为处理成本很高的煤 气 水。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所需的原料水蒸汽， 从而大大增 加了煤气及其产品成本。 废热锅炉产生的大量煤气冷凝水， 由于成份复杂， 净化处理难 度大， 不净化处理排入环境， 既导致环境污染， 又会大量增加水资源的消耗， 净化处理 又大大增加处理费用， 在政府严厉的环保法规制约下， 企业只好投入巨额费用， 进行煤 气冷凝水的处理。 这已成为加压移动床煤气化工艺的一个最主要 缺点。

如采用加压移动床气化工艺， 以贫廋煤、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夕卜， 还需额外提供 3. 8MPa， 400 °C中压蒸汽 1600kg， 氧气 520Nm ³ 、 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 1000kg外， 还需外供 3. 8MPa， 400 °C中压蒸汽 达 2000kg， 氧气 500Nm ³ 、 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

鉴于现行煤气余热回收利用工艺装置， 只能将煤气余热回收成为低低价值的低压蒸 汽， 同时又不能减少煤气废水， 导致煤气及产品能耗高、 环境污染治理难度大， 成本高 的不足， 本案提供以下改进的煤气余热回收利用工艺装 置和， 予以完善。

煤气余热回收方法，采用热传递方式将煤气热 量传给水，水被加热后气化为水蒸汽， 其特征在于， 在一与煤气相同压力的高压传质传热设备 （34 ) 中， 采用水与湿热煤气直 接逆流接触， 将煤气中的热量转化为热水的热量； 在另一比煤气压力更低的低压传质传 热设备 （14 ) 中， 让热水与煤气化所需的氧气、 或富氧空气、 或空气、 或氮气、 或二氧 化碳、 或这些气体的混合物直接逆流接触气提， 将热水的热量通过水分子蒸发、 扩散的 传质传热方式直接转化为氧气、 或富氧空气、 或空气、 或氮气、 或二氧化碳、 或这些气 体的混合物中的水蒸汽， 成为富含水蒸汽的气化剂。

作为优选的方案， 低压传质传热设备（14 )中产生的富含水蒸汽的气化剂通过加压 机 （16 )， 达到可进入气化炉 （38 ) 的压力的气化剂 （17 ) 后， 再通过蒸汽管线 （36 ) 添加适量水蒸汽， 成为合格的煤气化用气化剂 （39)。

作为优选的方案， 高压传质传热设备 （34 ) 中出来的无氧高温循环热水 （25)， 通 过一动力回收装置 （31 )将一部份压力内能转化为机械能后， 再进入低压传质传热设备 ( 14)。

作为优选的方案， 低压传质传热设备 （14) 中出来的富氧低温循环热水 （21 )， 再 进入气提脱氧塔 （19 ) 上部， 与从其下部通入的无氧气体 （18 )进行逆流传质， 将热水 ( 21 ) 中溶解、 夹带的氧气气提出来。

作为优选的方案， 气提脱氧塔（19 )底部出来的贫氧低温循环热水（22 )通过循环 热水加压泵 （23 ) 加压后， 送入高压传质传热设备 （34) 中。

作为优选的方案， 一套煤气余热回收装置可通过 (A)、 （B)、 （N)气化剂接口和对应 的 (a)、 （b)、 （n)煤气接口， 与对应的气化炉连接， 同时为多套气化炉提供煤气余热回 收。

作为优选的方案， 传热设备（5a)中水与湿热煤气换热采用间壁逆 流， 将煤气中的 热量转化为热水的热量。

作为优选的方案，合成氨煤气生产时，送入低 压设备（19 )中的无氧气体采用氮气、 或二氧化碳、 或氮气与二氧化碳的混合物。

作为优选的方案， 甲醇、 合成油、 天然气的煤气生产时， 送入低压设备（19 ) 中的 无氧气体采用二氧化碳、 或二氧化碳与少量氮气的混合物。

实施上述方案具有以下积极效果：

碎煤移动床加压气化工艺， 含水 40%的高水份褐煤为原料生产天然气。 采用本发明 回收煤气余热时， 可减少 75%的外供蒸汽消耗， 减少 60%的造气污水处理量。 年产 10亿 立方米的天然气厂， 每年节约外供蒸汽 200万吨， 降低蒸汽成本 2亿元。 每年减少造气 污水 260万吨， 降低污水处理成本 1. 3亿元。

碎煤移动床加压气化工艺，洗精煤为原料生产 合成氨。采用本发明回收煤气余热时， 可减少 75%的外供蒸汽消耗， 减少 60%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 48万吨， 降低蒸汽成本 4800万元。 每年减少造气污水 60万吨， 降低污 水处理成本 3000万元。

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 2400万吨， 每年降低成本 2亿美元。

将来全球 1000余台鲁奇加压气化炉的煤气余热回收采用� �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。

本案在利用鲁奇加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、 耗水量大的难题， 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。 第二个方案：

发明人对上述方案进行了改进， 改进后的煤气余热回收装置， 由传热传质设备等组 成，其特征在于， 高压传质传热设备（34)筒体下部，依秩通过管 线（25)，分离器（29)， 管线 （30)， 动力回收装置 （31)， 管线 （32)， 与低压传质传热设备 （14) 筒体上部连 接； 低压传质传热设备（14)筒体下部， 依秩通过管线（21)， 脱氧塔（19)， 管线（22)， 循环热水加压泵 （23)， 管线 （24)， 与高压传质传热设备 （34) 筒体上部连接； 低压传 质传热设备 （14) 顶部， 依秩通过低压蒸汽管线 （15)， 加压机 （16)， 高压富氧水蒸汽 管线 （17)， 与合格气化剂管线 （39) 连接； 洗涤水提汽塔 （41) 顶部通过管线 （42) 与低压蒸汽管线 （15) 连接。

作为优选的方案， 高压传质传热设备 （34) 顶部与湿煤气出口管线 （6) 连接， 上 部筒体与循环水进口管线 （24) 连接， 下部筒体与湿煤气进口管线 （3) 连接和无氧高 温循环热水管线 （25) 连接。

作为优选的方案， 低压传质传热设备 （14) 顶部与低压富氧蒸汽管线 （15) 连接， 上部筒体与低压高温循环水管线 （32)连接， 下部筒体与氧气管线 （13)和富氧低温循 环水管线 （21) 连接。

作为优选的方案， 脱氧塔（19)顶部与提氧气管线 （20)连接， 上部筒体与富氧低 温循环热水管线 （21)连接， 底部与贫氧低温循环热水管线 （22)连接， 下部筒体与无 氧气体管线 （18) 连接。

作为优选的方案， 洗涤水提汽塔（41)顶部与洗涤水气提蒸汽管线 （42)连接， 上 部筒体与高温洗涤水管线 （40)连接， 下部筒体与无氧气提剂管线 （43)连接， 底部与 排向焦油回收工序的煤气水管线 （45) 连接。

作为优选的方案， 加压机（16)设置在低压富氧水蒸汽管线（15)和 高压富氧水蒸 汽管线 （17) 之间； 循环热水加压泵 （23) 设置在贫氧低温循环热水管线 （22) 和加压 后的贫氧低温循环热水管线 （24)之间； 动力回收装置 （31) 设置无氧高温循环热水管 线 （30) 和低压高温循环水管线 （32) 之间。

作为优选的方案， 分离器（29)设置在无氧高温循环热水管线（25) 和无氧高温循 环热水管线 （30) 之间。

作为优选的方案，高压传质传热设备（34)、低 压传质传热设备（14)、脱氧塔（19)、 洗涤水提汽塔 （41)、 分离器 （29) 为垂直筛板塔， 或浮阀塔， 或旋流板， 或波纹板塔， 或泡罩塔， 或填料塔， 或空塔结构。

作为优选的方案， 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。

本方案由于增加洗涤水提汽塔 （41)， 由于洗涤水带走的热量大约占到湿煤气热量的 6〜10%， 本案增设洗涤水提汽塔 (41 ) 后， 就可将这部份热量转化为煤气化所需的蒸汽， 进一步增加回收蒸汽的总量， 提高其经济效益。

第三个方案：

发明人进一步分析可知，由于上述实用新型采 用气提工艺直接从洗涤水提汽塔（41 ) 中富含焦油的洗涤水中气提水蒸汽， 一定数量的焦油等油类产品会被气提进入气相 ;另 夕卜， 喷林洗涤冷却器煤气（2)，采用原简单的单段� ��氏喷射循环洗漆，其焦油类、酚、烃等 物质分离净化度不高， 从而会增加此类物质通过循环水气提系统进入 气提蒸汽， 鉴于上 述两项原因， 均会减少高附加值的焦、 油类等产品的产量收得率。 为此， 本实用新型提 出以下改进措施：

加压移动床煤气余热回收装置，其特征在于， 加压移动床煤气余热回收装置由喷淋 洗涤冷却器 （2) 内气相侧、 高压传质传热设备 （34) 内气相侧及有关管路依秩连接构 成的湿煤气回路结构； 换热器 （49) 液相侧、 小循环热水泵 （46)、 高压传质传热设备 ( 34) 内液相侧、 低压传质传热设备 （14) 内液相侧、 脱氧塔 （19) 内液相侧、 分离器 ( 29) 内液相侧、 动力回收装置 （31 )、 循环热水加压泵 （23) 及有关管路依秩连接构 成的液相回路结构； 低压传质传热设备 （14) 内气相侧、 加压机 （16)、 蒸汽轮机 （27) 及管路依秩连接构成的蒸汽回路结构， 共同组成。

作为优选的方案， 由小循环热水泵 （46) 与换热器进水管线 （51 )、 换热器 （49) 液相侧、 换热器出水管线 （52)、 脱氧塔 （19)、 小循环热水泵进口管线 （50)、 依秩连 接构成连通结构。

作为优选的方案， 换热器 （49) 采用间壁结构。

作为优选的方案， 脱氧塔 （19) 内的上部的提汽段 （48) 采用采用垂直筛板结构、 或浮阀塔板结构、 或旋流板结构、 或填料结构结构。

作为优选的方案， 喷淋洗涤冷却器 （2) 内设置气液逆流洗涤段 （47) 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。

该方案在上述方案的基础上进行了改进，除具 有上述优点外，还具有以下积极效果： 通过换热器 （46) 从外排的高温洗涤煤气水 （40) 中获得的热量， 在提汽段 （48) 转化为入塔气提介质二氧化碳 （18) 中的水蒸汽， 避免了采用洗涤水提汽塔 （41 )直接 从洗涤水中提取水蒸汽带来的焦油等高附加值 产品的损失。

用在脱氧塔（19) 内提取氧气后的含氧湿二氧化碳气体， 直接升入脱氧塔（19) 内 的提汽段 （48 )， 具有充分利用二氧化碳和氧气不凝气降低气相 水蒸汽分压， 更多提取 小循环热水中的水蒸汽的作用，其提取的水蒸 汽量将比直接从洗涤水中提取高 30%以上。

由于含氧湿二氧化碳气体进入提汽段（48)前， 其中氧气含量小于 10%， 加之小循 环热水量不及主循环热水 10%， 所以溶入小循环水中的氧气损失量， 将小于脱氧塔回收 氧气量的 1%。 外排的高温洗涤煤气水（40 )压力高， 且最终进入常压油水分离工序， 其在换热器 内 （49 ) 的流速可以设计在 10m/s， 以上， 从而将大大减少污物沉积和传热热阻， 数倍 提高传热对数平均温差， 进而大幅减少换热面积和设备投资。

喷淋洗涤冷却器（2 ) 内的上部， 设置气液逆流洗涤段（47)， 并采用喷淋洗涤冷却 补充水管线 （35 )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。

采用该方案， 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。

碎煤移动床加压气化工艺，洗精煤为原料生产 合成氨。采用本发明回收煤气余热时， 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。

第四个方案：

煤气余热回收利用装置， 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 （2)、 吸附塔 （2A) 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)、循环水加压泵（23)、 加压机（16)、混合器（2C)、换热器（49 ) 及管路构成煤气余热回收利用装置。

作为优选的方案， 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); 低压高温循环水管 （32 ) 接在雾沫分离段 （14C) 壳体 下部， 含氧气提介质管 （13 ) 接在第一提汽段 （14A) 壳体下部， C0 ₂ 等无氧气提介质管 ( 18 ) 接在第二提汽段 （14B) 壳体下部。

作为进一步优选的方案， 低压传质传热设备（14)液相出口、 循环水加压泵（23)、 换热器 （49 ) 管程、 高压传质传热设备 （34) 液相进口， 分别通过低温循环水管 （22)、 低温循环水管（24A)、 低温循环水管（24)相连接； 高压传质传热设备（34)液相出口、 动力回收装置 （31 )、 低压传质传热设备 （14 ) 液相进口， 分别通过高压高温循环水管 ( 25 ) 和低压高温循环水管 （32 ) 相连接； 喷淋洗涤冷却器 （2 ) 底口、 混合器 （2C)、 换热器 （49 ) 壳程， 分别通过含焦油煤气水管 （40)、 高温煤气水管 （40A) 连接， 换热 器 （49 ) 壳程出口与含焦油煤气水管 （45 ) 连接。

作为进一步优选的方案， 高压传质传热设备 （34) 内件、 低压传质传热设备 （14) 内件， 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。

作为进一步优选的方案， 喷淋洗涤冷却器 （2 ) 内设置气液逆流洗涤段 （47 ) 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。 作为进一步优选的方案， 喷淋洗涤冷却器 （2 ) 气相出口、 吸附塔 （2A) 和 （2B)、 高压传质传热设备 （34) 气相进口， 分别通过高温湿煤气管 （3)、 高温湿煤气管 （3A) 相连， 高压传质传热设备 （34) 顶部气相出口与高温湿煤气管 （6 ) 连接。

作为进一步优选的方案， 低压传质传热设备 （14) 顶部气相出口、 加压机 （16)、 气化炉 （38 ) 气化剂进口， 分别通过低压气提蒸汽管 （15)、 高压气提蒸汽管 （17 ) 及 合格气化剂管 （39 ) 相连。

作为进一步优选的方案， 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。

作为进一步优选的方案， 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。

第五个方案：

本案还提供了采用上述煤气余热回收利用装置 进行煤气余热回收利用的工艺，其特 征在于：它是由传质传热设备、分离器及管路 构成，其特征在于，由喷淋洗涤冷却器（2)、 吸附塔 （2A) 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)、 C0 ₂ 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。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 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 （13 ) 由第一提汽段 （14A) 下部入塔， C0 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 （13 ) 中氧的体积百分浓度 a : 0. 5%^ a ^ 100%, C0 ₂ 等无氧 气提介质 （18 ) 中氧的体积浓度<0. 5%; 含氧气提介质 （13 ) 的流量与 C0 ₂ 等无氧等无 氧气 （18 ) 流量之比为 0〜10。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 采用循环热水加压泵（23 )出口的低温水循环 水 （24A)， 进入换热器 （49 ) 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 ) 再在高压 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 （25)。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 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。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 喷淋洗涤冷却器 （2 ) 内设置气液逆流洗涤段 ( 47 )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。 煤气余热回收利用的工艺优选的是， 采用吸附塔（2A)和 （2B)轮流吸附分离， 喷 淋洗涤冷却器 （2) 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 （2A) 和 （2B); 再生过程解吸出来的水、 焦油、 油、 粗酚、 水蒸汽（58)进入混合器（2C)溶解、 汇入高温煤气水（40)之中； 混合器（2C) 出口的高温煤气水 （40A) 经换热器 （49) 降低温度后的含油煤气水 （45) 排向焦油回 收工序。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 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。

煤气余热回收利用的工艺优选的是， 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， 不仅可省下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（2) 内的上部， 设置气液逆流洗涤段（47)， 并采用喷淋洗涤冷却 补充水管线 （35)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（2A)、 ( 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 （15) 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 （2) 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 （24) 中，不仅增加气提水蒸汽（15)回收量，又避免 了采用 C0 ₂ 直接气提高温洗涤煤气水（40) 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� ��沫 分离段 （14C) 后， 具有以下优点：

含氧气提介质 （13) 由第一提汽段（14A)下部入塔， 与从第二提汽段（14B)上来 的含有（¾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；

(¾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 （15) 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 （13 ) 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 C0 ₂ 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 C0 : H ₂ 的需求。

采用本案上述方案， 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。 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。

加压移动床气化工艺， 洗精煤为原料生产合成氨。 采用上述方案回收煤气余热时， 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 2400万吨。

未来全球 1000余台鲁奇加压气化炉的煤气余热回收采用� �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。

本案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。

本案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。

附图说明

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， 本案所述的煤气回收利用装置示意图

附图 4， 本案所述的另一个煤气回收利用装置示意图

附图 5， 本案所述的另一个煤气回收利用装置示意图

附图 6， 本案所述的另一个煤气回收利用装置示意图 图中：

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 洗涤冷却后的高温湿煤气管线；

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， 温度降低后的低温湿煤气管线；

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 来自制外装置的氧气、 或富氧空气、 或含氧氮气、 或含氧 C0 ₂ 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 C0 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 低压气提蒸汽及管线；

16 加压机， 作用是将气提的蒸汽等混合气体加到能够进入 煤气炉的压力；

17 加压后的高压气提蒸汽及管线；

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提氧气着钱， 管内是气提了热水中的氧气的气体， 是无氧气 （N ₂ 、 C0 ₂ 等）、 水蒸汽、 氧气三者的混合气体；

21 低温循环水管线；

22 低温循环水及管线；

23 循环水加压泵；

24 加压后的低温循环水及管线；

24A循环热水加压泵 (23)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； 26 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；

29 分离器， 除去热水中的尘粒、 胶体、 杂物微粒；

30 除去杂物的无氧高温循环热水；

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；

41 洗涤水提汽塔；

42 输送洗涤水气提蒸汽的管线；

43 输送无氧气提剂 C0 ₂ 、 或氮气的管线；

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；

46 小循环热水泵；

47 喷淋洗涤冷却器内上部增设的逆流洗涤段；

48 脱氧塔内上部增设的提汽段；

49 换热器；

50 小循环热水泵进口管线；

51 换热器进水管线；

52 换热器出水管线。

A、 B、 N， 分别为去第 A套气化炉、 第 B套气化炉、 第 N套气化炉的高压富氧水蒸 管线；

a、 b、 n分别为来自第 A套气化炉、 第 B套气化炉、 第 N套气化炉的湿煤气管线。

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。 具体实施方式

采用热传递方式将煤气热量传给水， 水被加热后气化为水蒸汽， 其特征在于， 在一 与煤气相同压力的高压传质传热设备 （34) 中， 采用水与湿热煤气直接逆流接触， 将煤 气中的热量转化为热水的热量； 在另一比煤气压力更低的低压传质传热设备 （14) 中， 让热水与煤气化所需的氧气、 或富氧空气、 或空气、 或氮气、 或二氧化碳、 或这些气体 的混合物直接逆流接触气提， 将热水的热量通过水分子蒸发、 扩散的传质传热方式直接 转化为氧气、 或富氧空气、 或空气、 或氮气、 或二氧化碳、 或这些气体的混合物中的水 蒸汽， 成为富含水蒸汽的气化剂。

下面根据附图 3的结构， 以低位热值 13. 44MJ/kg，含水 40%的高水份，灰熔点 1200 ！的褐煤为原料， 采用碎煤移动床加压气化工艺， 日产 400万方天然气共需配置 16台 气化炉的项目为例， 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： 154万 Nm ³ /h; 温度 230°C ; 水蒸汽含量 55%; 压力 3. 0MPa。

氧气总量： 80000Nm7h; 压力 1· 6MPa。

C0 ₂ 总量： 10000 Nm ³ /h; 压力 1· 6MPa。

静止设备： 高压传质传热设备 1台； 低压传质传热设备 1台。

气提脱氧塔 1台； 分离器 1台。

转动设备： 动力回收涡轮机 1台； 循环热水泵 2台 （一开一备）。

蒸汽透平驱动的增压机 1台。

动力消耗： 3. 82MPa， 435°C动力蒸汽 100t/h。

10KV动力电源 900kw。

气化剂总量： 60万 Nm ³ /h; 温度 250°C ; 压力 3. 2MPa。

回收蒸汽： 〜410t/h。 第二个方案：

根据附图 4的结构， 以低位热值 13. 44MJ/kg， 含水 40%的高水份， 灰熔点 1200°C 的褐煤为原料， 采用碎煤移动床加压气化工艺， 日产 400万方天然气共需配置 16台气 化炉的项目为例， 说明应用本发明的具体实施方式：

每四台气化炉共用一套煤气余热回收装置，共 四套。每一套煤气余热回收装置的设 备方面： 由于入塔液相介质悬浮物相对较高， 高压传质传热设备 （34)、 洗涤水提汽塔 ( 41 )和低压传质传热设备 （14)塔内件采用垂直筛板结构， 以减小平面阻力差别和传 质传热端差， 其余各塔采用散装不锈钢矩鞍环填料， 以便卸出清洗； 动力回收装置（31 ) 采用机械能转换效率大于 78%的高温混流式水力回收涡轮机； 循环热水加压泵 （23 ) 采 用双吸入的效率大于 80%的高温循环热水泵； 加压机 （16 ) 采用效率大于 82%的双螺杆 高温压缩机。

实施顺序： （一）， 依秩进行工艺包设计， 施工图设计； （二）， 按照施工图进行设备 加工和管路构件采购订货和设备基础、 厂房等土建施工施工； （三）， 按照施工图进行设 备及管路系统安装； （四）， 开车、 调试； （五） 正式运行， 回收煤气余热。

由于本案增设了洗涤水提汽塔 （41 )， 就可将洗涤水中的热量转化为煤气化所需的 蒸汽， 从而使蒸汽回收量达到 450t/h左右。

第三个方案： 采用附图 5的连接关系结构；

设备内： 高压传质传热设备 （34)、 低压传质传热设备 （14)、 脱氧塔 （19)、 分离 器 （29)、 喷淋洗涤冷却器 （2 ) 内设置气液逆流洗涤段 （47 ) 采用采用垂直筛板结构； 换热器 （49 ) 采用列管换热结构；

高压传质传热设备 （34)、 低压传质传热设备 （14)、 脱氧塔 （19)、 分离器 （29)、 汽轮机 （27 ) 和加压机 （16 ) 及其相关管路组成本案的余热回收装置大循环 装置结构； 小循环热水泵（46 )和换热器（49 )及其相关管路组成本案的余热回收装置小循� � 装置结构；

实施过程如下：

1. 按附图 5进行带控制点的工艺流程图设计； 各控制点工艺参数计算与确定。 2. 根据工艺流程控制点的工艺确定值， 设计设备、 管路、 电气、 仪表控制装置的 采购设备的技术规格、 条件、 要求、 数量。

3. 进行本实用新型的设备平面和立面布置图设计 、 工艺配管图设计、 设备土建基 础及地沟地坪等设计、安全消防环保防雷设计 ；编制含开停车方案在内的完整操作手册。

4. 进行本案装置的建设安装； 同时进行技术人员、 管理人员、 操作人员培训； 5. 按操作手册进行本案装置化工开车： 装置场地清扫干净； 化工设备吹出、清洗、 试漏试压合格； 电气仪表显示控制系统单体调试合格； 运转设备清洗、 注滑油、 单体试 车、 调试合格； 向各传质传热设备注入清水进行常压、 常温联动试车合格； 采用氮气进 行系统置换至气体中氧含量小于 0. 5%合格后；用氮气升压， 并通过控制动力回收涡轮机 转速来逐步控制， 高压传质传热设备和低压传质传热设备之间的 压差达到规定值后， 进 行常温加压试车合格后； 缓慢卸压放掉装置内的氮气至表压 0. 02MPa。

6. 按操作手册要求同时进行如下操作： a.缓慢引入高压湿煤气煤气， 以每分钟 0. 2MPa 的速率， 将高压传质传热设备 （34) 内的压力升至工艺要求压力； b.缓慢引入 C0 ₂ 气体， 以每分钟 0. 2MPa的速率， 将低压传质传热设备 （14) 和脱氧塔 （19 ) 的压力 升至工艺要求压力； c.调节动力回收装置 （31 )和循环热水加压泵 （23 )控制高压传质 传热设备 （34) 与低压传质传热设备 （14) 之间的压差在工艺指标范围值内。 7. 在高压传质传热设备 （34) 与低压传质传热设备 （14) 内温度达到工艺要求温 度后， 启动汽轮机 （27) 和加压机 （16) 向气化炉 （30) 送入回收的蒸汽。

8. 启动小循环热水泵 （46)， 运行小循环热水装置。

9. 按操作手册进一步优化调节装置各控制点的温 度、 压力、 流量、 液位、 成份等 工艺参数。 实现加压移动床煤气余热回收装置的目的。

投运正常后， 在前述方案煤气总量等条件下， 回收煤气化工艺蒸汽： 〜500t/h。 第四个方案：

在喷淋洗涤器 （2) 内的上部设置逆流洗涤段 （47)， 用来自低温循环水管线 （24) 的， 干净得多的低温循环水通过管线 （35)， 在逆流洗涤段 （47) 上对湿煤气进行二次 洗涤， 优化喷淋洗涤效果； 高温湿煤气管线 （3) 的煤气在进入高压传质传热设备 （34) 前， 设置变温吸附塔 （2A) 和 （2B)， 利用吸附剂将湿煤气该温度、 压力下处于饱和浓 度的如焦油、 中油、 石脑油、 酚类等有机物， 部份分离出湿煤气系统， 以减少这些有机 物在高压传质传热设备 （34) 内循环水中的溶解度 （液化量）， ①减少回收蒸汽中的可 燃物浓度， ②增加焦油等副产物回收率； 湿煤气管 （3A) 内的湿煤气进入高压传质传热 设备 （34)， 与来自低温循环水管线 （24) 的循环水自上而下的逆流接触， 湿煤气中的 蒸汽冷凝液化在循环水中， 湿煤气温度降低， 蒸汽含量减少 70%， 湿煤气从塔顶出来， 进入后续工序； 出高压传质传热设备（34)的循环水经管线（25) ， 经动力回收装置（31) 减压后， 通过管线（32)进入低压传质传热设备（14)， 与自下而上的 C0 ₂ 气体逆流接触， 循环热水中的热量以蒸发形式大量进入气相， 循环水温度降低出塔，依次通过管线（22)、 循环水加压泵 （23) 换热器 （49) 再次进入高压传质传热设备 （34) 开始新一轮的煤气 余热回收循环； 在低压传质传热设备 （14) 内进入气相的蒸汽， 与 C0 ₂ —道经塔内的雾 沫分离段 （14A) 除沫后， 从塔顶出塔后， 经管线 （15) 进入加压机 （16) 升压至工艺 要求压力， 通过管线 （17)、 (39) 即可进入气化炉 （38)成为本案所述的煤气回收利用 装置， 利用煤气余热获得煤气化工艺需要的气化剂。 从而实现大规模节约锅炉蒸汽、 并 大量减少煤气废水的目的。

下面以低位热值 13.44MJ/kg， 含水 40%， 灰熔点 1200°C的褐煤原料， 采用鲁奇加 压气化工艺， 蒸汽氧气比为 6， C0 ₂ /0 ₂ ^1, 日产 400万方天然气的工程能力为例， 说明 应用本案的主要参数：

3/h; 温度 230°C; 水蒸汽含量 53%; 压力 3.0MPa。

C0 ₂ 总量： 83000Nm/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 1套。

换热器 1套; 含逆流洗涤段的喷淋洗涤冷却器 1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。

10KV动力电源 900kw。

吸附塔再生用 3. 82MPa， 435°C蒸汽： 10t/h

回收蒸汽： 〜480t/h。

外送 3. OMPa夹套饱和蒸汽： 80t/h

减少煤气水： 480吨 /h。

另一个实施例， 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， C0 ₂ /0 ₂ =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 Nm ³ /h; 温度 230°C ; 水蒸汽含量 53%; 压力 3. OMPa。

氧气总量： 83000Nm7h; 压力 3. 6MPa。 氧气在来自制氧制造管线 （36 ) 处加入。

C0 ₂ 总量： 83000Nm ³ /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。

10KV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。