技术领域
[0001] 本
发明属于煤化工领域，特别涉及煤制天然气、烯烃、燃油的
能源化工艺技术与设备。
背景技术
[0002] 现行的煤制油和煤制天然气，无论是煤
气化后再合成油、气的两步法，还是煤直接加氢生产油、气的一步法，均因工艺路线复杂、工艺过程能源转化效率低下，煤制油仅40％，耗标煤3.6吨/吨油，煤制天然气仅50％，耗标煤2.5吨/km3；设备投资高，煤制油1600亿元/1000万吨，煤制天然气280亿元/40亿m3；
水资源消耗高，煤制油耗水7吨/吨油，煤制天然气7
3
吨/km；环境污染重，污
水处理成本高，CO2排放多。
[0003] 究其主要的技术原因，
煤气化后再合成为CnH2n+2(n＝1为CH4，n＝8为
汽油，n＝16为柴油)称为两步法，化学反应nCO+2nH2+H2＝CnH2n+2+nH2O，CO中的
氧必须要用H2去取出来，而传统制取H2的能耗和成本都很高，所以两步法的煤气化工序，通常采用的鲁奇气化炉，其本质是就是将常压煤气炉改为加压气化炉，因不能进行加氢直接生成烃产品，故存在前述的诸多缺点。
[0004] 鲁尔100型气化炉，是将传统的常压两段煤气炉改为10MPa工作压
力，除煤气中甲烷增加70％左右外，煤气
废水、
蒸汽分解率等均未改善，多
碳烃比起3MPa鲁奇炉还减少25％，没有太多的优势，因多产甲烷耗用过多的氢气，不适合煤制油，由于工艺压力太高，设备投资大幅增加，用于煤制天然气也是不经济的，开发至今50多年过去了，鲁奇公司一直没有后续的进一步开发，更没有商业化运行业绩。
[0005] 现行煤直接加氢的一步法制油效率低的原因，一是工艺压力高达20MPa，设备投资大；二是碳元素转化率低，其残渣含碳高达40％，需在专
门的气化炉内重新加热才能再次生成 CO；三是采用气流床煤气化制氢，由于气流床气化过程中，煤中氢元素是以碳氢化合物形式，700℃以下就首先
热解为气态烃，随即与气流中的O2气反应生成CO2和H2O放出热量，使炉温达到1300～1700℃之高，所以气流床的
高炉温有相当大一部分是氢元素燃烧贡献的，从而导致煤气中氢气摩尔分率低，CO成分特别高，而CO必须经过变换才能转化为氢气，即这种制氢工艺实质上是首先烧掉煤中的H2，然后再用煤中的C元素制取CO，CO再经变换才能转化为H2，所以现行的煤直接加氢一步法制CnH2n+2也存在前述的诸多缺点。
[0006] 现行的煤制烯烃由原料煤富氧水蒸汽加压气化，富氧
水煤气洗涤和煤焦油分离、富氧水煤气CO变换即CO/H2比例调节、富氧煤气酸气脱除，甲醇合成，甲醇分离，甲烷分离、甲醇脱水制烯烃工艺过程组成，也是工艺过程冗长，能耗、水耗、环保、投资均存在巨大改进空间。
发明内容
[0007] 本发明的目的，一是以适当的
温度和气相介质条件直接将原料煤中的H元素，生成气态烃的形式从煤中分离出来；二是用H元素将煤中的碳元素直接反应成气态碳氢化合物，三是采用富氧水蒸汽在高温下，将生产气态烃后余下的残焦中的碳元素转化为CO和H2，以大幅提高其能源转化效率、大幅降低水资源消耗、大幅减少CO2排放和环境污染，并大幅减少装置投资，降低生产成本。
[0008] 具体发明内容如下：
[0009] 1.一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，由原料煤富氧水蒸汽加压气化，富氧水煤气洗涤和煤焦油分离、富氧水煤气CO变换即CO/H2比例调节、富氧煤气酸气脱除，甲醇合成，甲醇分离，甲醇尾气分离甲烷、甲醇脱水制烯烃工艺过程组成，其特征在于：
[0010] 原料煤在同一连续向下移动的加压气化床层中先后依次：被富烃氢煤气加热、干燥，即脱除水分；被富甲烷氢煤气热解、干馏，即制富含煤焦油的富烃氢煤气；被氢气气化，即制得富含甲烷的富甲烷氢煤气；被H2O+CO2气化，即制水煤气；被蒸汽氧气气化剂中的O2氧化燃烧残余碳元素。
[0011] 2.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，氢气循环机将制取富烃氢煤气的氢气，经开车加热装置，送入设在气化床层上部中的氢气分配器后，沿
管束内下行，经换
热管束加热后，从管束下端出口进入
焦炭加氢气化层；进入焦炭加氢气化剂层的氢气再折流向上，与焦炭中的碳元素直接反应C+2H2＝CH4，生成含甲烷的甲烷氢煤气，放出的热量经换热管束加热管内的氢气，并直接加热炭层和生成高温甲烷氢煤气；高温甲烷氢煤气上行进入半焦加氢气化层，氢气与半焦中丰富的活性碳元素，进行快速的气化反应C+2H2＝CH4，使甲烷氢煤气中甲烷含量大量增加，成为富甲烷氢煤气，并放出热量使床层温度升高；高温富甲烷氢煤气上行进入热解干馏层，为煤的热解干馏提供热量，由于富甲烷氢煤气中甲烷分压含量高，有效抑制了煤中甲烷的生成、析出，迫使煤中的氢元素，更多的结合在氢碳元素比更低的煤焦油中，从而有效的增加了煤焦油的产率和碳元素气化率，在提高煤的热解干馏气化率的同时，还增加了富甲烷氢煤气的煤焦油含量，使富甲烷氢煤气成为富烃氢煤气；富烃氢煤气继续上行进入原料煤干燥层，在加热原料煤的同时，干燥煤中的水分，使原料煤中的
吸附水和化学水，转化为水蒸汽进入富烃氢煤气，富烃氢煤气经其炉壁上部出口出炉。
[0012] 3.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，出炉后的富烃氢煤气，经焦油粉尘分离器除去焦油粉尘，经换热器降低温度，再经冷却器冷却至常温并分离除去油水，进入酸气氢气分离工序，分离出H2S、COS、CO2、CO
酸性气体和氢气后，成为符合GB/T 33445-2016标准的煤制合成天然气，其中一部分进入甲烷无氧制烯烃/芳烃装置，在制得烯烃/芳烃的同时，产生的大量氢气直接进入氢气总管，与酸气氢气分离工序分离出来的氢气，水煤气酸气脱除工序来的氢气，一道经氢气循环机升压后，又重新入炉生产富烃氢煤气。
[0013] 4.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，由氧气和水蒸汽混合组成的气化剂从炉底入炉后，穿过炉篦至下而上经过灰渣层，吸收其携带的热量，温度升高到600℃左右进入氧气气化燃烧层，气化剂中的氧气使残焦中残存的碳元素迅速燃烧气化，生成CO2并放出大量的热量，使气化剂中的水蒸汽和床层温度达到1000℃以上，灰熔点以下；含有CO2的高温水蒸汽
自下而上，将热量传给来自氢煤气段的加氢气化残焦的同时，与残焦中的碳元素进行吸热的水蒸汽气化反应C+H2O＝CO+H2，使残焦中的大部分碳元素与水蒸汽中30～40％水分子反应，转化为粗煤气中的CO和H2，成为温度在700℃左右的湿热粗煤气，粗煤气上行进入粗煤气反应层上部的煤气集气器，再通过炉壁上的粗煤气出口出炉。
[0014] 5.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，出炉的粗煤气经除尘、蒸汽
过热器加热入炉蒸汽后，进入余热蒸汽
锅炉生产部分煤气化所需蒸汽后，进入水煤气洗涤余热回收装置，利用2011100943882号煤气余热
回收利用工艺发明
专利，将煤气中的30～75％的水蒸汽转化回收为气化用水蒸汽，煤气进入CO变换工序，将95％以上的CO通过催化剂进行CO+H2O＝CO+H2变换反应；变换后的煤气称为变换气，其主要成分为H2和CO2；变换气中的CO2酸气及少量的H2S酸气，采用变压吸附PSA分离工艺进行脱除，并将含有可燃组分热值400kJ/Nm3以上的部分CO2
解吸气，送入
燃气轮机尾气锅炉、或低热值燃气锅炉，将其中可燃组分转化为蒸汽
能源回收利用。
[0015] 6.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，正常生产时，入炉的蒸汽氧气气化剂中的蒸汽，由与水夹套相联的水夹套汽包、煤气
余热锅炉、CO 变换反应热和水煤气洗涤余热回收装置共同提供；其中水煤气洗涤余热回收装置生产的蒸汽，已经高于冷凝温度，同时该回收蒸汽含有少量的O2及
腐蚀性杂质与溶盐，为提高蒸汽
过热器运行寿命，水煤气洗涤余热回收装置生产的回收蒸汽不进蒸汽过热器，而在其出口与
过热蒸汽混合，随后再加入适量O2，使气化剂的汽氧比达到工艺要求后，经蒸汽氧气气化剂进口入炉。
[0016] 7.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，正常生产时，入炉的蒸汽氧气气化剂中的氧气，根据水煤气中的水蒸汽含量和需要气提的水蒸汽的多寡，氧气总量的30～80％作为水煤气洗涤余热回收装置中的气提介质加入气化剂中， 20～70％作为满足汽气比要求的补充量加入气化剂中。
[0017] 8.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，同一连续向下移动的加压气化床层设置为，上下段不同功能结构的两段式加压移动床煤气炉，其下部设计为，采用氧气和水蒸汽混合气化剂，以来自富烃氢煤气段的残焦为原料，生产氢气和
一氧化碳的水煤气段，其残焦气化床层高径比0.5～1.5；其上部设计为，采用甲烷≤15％，氢气80～95％，CO+CO2+H2O+N2≤5％，H2S≤0.5％，O2≤0.1％，即以氢气为主要成分的氢气气化剂，用原料煤直接生产以天然气、烯烃及煤焦油为主要产品的，多碳烃氢煤气段，其气化原料煤床层高径比为2～6.8。
[0018] 9.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，水煤气段最高温度为灰熔点温度以下的干
排渣气化方式，或灰熔点温度以上的
熔渣气化方式。
[0019] 10.根据本发明所述的，一种煤制天然气、烯烃及煤焦油方法，其特征在于，加压煤气化床层工艺压力为1～3MPa、或3～6MPa、6～10MPa，甲烷无氧制烯烃工艺压力为富烃氢煤气出口压力的0.95～0.6倍、或0.6～0.3倍、或0.3～0.1倍、或0.1～0.05倍。
[0020] 煤制天然气、烯烃及煤焦油，采用本发明具有以下积极效果：
[0021] ①正常生产时，煤气化蒸汽实现自给，即不需锅炉提供气化用工艺蒸汽，既节省投资又节能，还减少环境污染、减少水资源消耗和CO2排放。
[0022] ②大幅简化煤制烯烃流程，与气流床气化，经甲醇合成、甲醇脱水制烯烃相比，投资和工艺能耗、氧气消耗、水资源消耗、CO2排放、环境污染均大幅减少；甲烷无氧制烯烃分解出大量的H2直接成为煤加氢制富烃氢煤气的原料氢气，大大减少了煤制氢的需求；
[0023] ③采用富甲烷氢煤气进行煤热解干馏，不仅煤焦油产量大幅增加，由于温度温和，焦油品质好，其附加值高，用于加氢制油，可降低生产成本。
[0024] ④大幅减少煤制天然气原料煤、水资源、氧气消耗，与费托合成工艺先比省去了甲烷催化合成工序、甲烷脱水工序，节约了投资。
[0025] ⑤煤加氢直接C+2H2＝CH4生成甲烷的反应热，既用于原料煤热解干馏、干燥脱水、加热原煤，还用于加热夹套
循环水生产水煤气反应需要的水蒸汽，其热量被充分耦合利用，有效提高了煤制天然气热效率。
附图说明
[0026] 图1为本案所述的一种煤制天然气、烯烃及煤焦油的方法工艺流程简图。
[0027] 图中
[0028] 1.蒸汽氧气气化剂进口；
[0030] 3.粗煤气出口；
[0031] 4.氢气气化剂进口；
[0032] 5.富烃氢煤气出口；
[0033] 6.煤气炉夹套壳体的冷却水出口；
[0034] 7.入炉原料煤；
[0036] 9.布煤器；
[0037] 10.干燥层；
[0038] 11.干馏层；
[0039] 12.搅拌器；
[0040] 13.筛板；
[0041] 14.氢气分配器；
[0042] 15.半焦加氢气化层；
[0043] 16.换热管束；
[0044] 17.焦炭加氢气化层；
[0046] 19.煤气集气器；
[0047] 20.水煤气反应层；
[0048] 21.氧化燃烧层；
[0049] 22.灰渣层；
[0050] 23.煤气炉承压夹套壳体；
[0051] 23A.煤气炉夹套循环冷却水气液分离器，即夹套汽包；
[0052] 23B.夹套蒸汽及管路；
[0053] 24.灰锁；
[0054] 25.炉渣；
[0055] 26.开车蒸汽及管路；
[0056] 27.气化用氧气及管路；
[0057] 27A.气提水蒸汽用氧气(回收水煤气中的水蒸汽工艺需要)；
[0058] 27B.调节汽氧比用氧气；
[0059] 28.从水煤气中回收的蒸汽及管路；
[0060] 29.煤气除尘和蒸汽过热组合装置，即除尘过热器；
[0061] 30.煤气余热锅炉；
[0062] 31.水煤气洗涤与煤气余热回收装置；
[0063] 32.煤气CO变换工序；
[0064] 33.CO2、H2S酸气脱除工序；
[0065] 33A.硫回收工序；
[0066] 34.酸气脱除工序排除的热值具有回收价值废气，主要成分是CO2，去尾气燃烧锅炉；
[0067] 35.氢气总管；
[0068] 35A.氢气循环机；
[0069] 36.开车时入炉氢气加热装置；
[0070] 37.焦油粉尘分离器；
[0071] 37A.焦油粉尘分离器费力出来的煤焦油、粉尘、水；
[0072] 38.富烃氢煤气余热回收工艺装置；
[0073] 39.富烃氢煤气冷却及油水分离工艺装置
[0074] 39A.分离出来的油和水；
[0075] 40.H2S、COS酸气和氢气分离工艺装置；
[0076] 40A.硫回收工序；
[0077] 41.甲烷无氧制烯烃/芳烃左右装置；
[0078] 41A.烯烃/芳烃产品；
[0079] 42.煤焦油、油、煤气污水分离工艺装置；
[0080] 42A.煤焦油、油产品；
[0081] H2——氢气及分子式；
[0082] CH4——甲烷及分子式；
[0083] CO2——二氧化碳及分子式；
[0084] A——氢煤气段；
[0085] B——水煤气段。
具体实施方式
[0086] 关于气化炉：
[0087] 首先将含有水煤气段和氢煤气段的加压煤气炉、各工艺单元设备设计、制造完成，然后运至安装现场安装就位、工艺配管、电气仪表安装、防腐保温、系统试漏、试压、调试合格，使其具有设计要求的结构与功能。
[0088] 然后在水煤气段的炉篦上依次铺上300mm厚的煤气炉灰渣，水蒸汽气化层所需的粒度 20～80mm，厚度2000mm的焦炭；在油煤气段的焦炭加氢气化层加入粒度20～80mm，厚度 3000mm焦炭，在半焦加氢气化层加入3000mm厚的半焦，在干馏层加入粒度20～80mm，2000mm 厚的弱粘煤，在干燥层加入粒度20～80mm，厚度1000mm的弱粘煤。
[0089] ①将空气以每小时5000～10000Nm3的流量，以50℃/h的温升速率送入炉内，在富烃氢煤气出口放空；大约在6小时左右，由于焦炭的燃点大约在350℃，水煤气段的氧气燃烧层将开始出现温度超过入炉空气温度的现象，当氧气燃烧层迅速升高达到700℃左右，将放空改在水煤气段的水煤气出口管后放空；可在入炉空气中适量加入氮气，减少其O2含量，以控制氧气燃烧层升温速率在100℃/h左右，当氧气燃烧层温度达到900～1000℃后，逐步将空气升温改为氧气水蒸汽混合气化剂，并控制其温度不再上涨，以防水煤气段超温结疤。
[0090] ②将与水煤气出口烟气等温的热氮气，以每5000～10000Nm3/h的流量，通过氢煤气段的氢气进口加入氢煤气段，并在氢煤气出口放空，为进一步加热氢煤气段的焦炭、半焦和原料煤，热氮气中可补入适量空气(实际上是补入氧气，注意：焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度均不得超过700上℃，)以利用氧气与焦炭的
燃烧热加快升温速率；
[0091] ③当氢煤气段干馏层温度大于400℃是可实时启动搅拌器低速运转，加煤装置启动自控回路，以便适时自动加入原料煤。
[0092] ④当焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度达到600上℃，以每小时1MPa的速率开始系统升压，其升压过程中要尽量注意：减小水煤气出口与氢气进口的压差趋近于零，以防止氢煤气段的气体下行进入水煤气集气器从水煤气出口流出。
[0093] ⑤当压力升到2MPa时将加入热氮气中的氧气关掉30分钟后，或关掉氧气，热点温度下降100℃后，将热氮气入炉改为热氢气以5000～10000Nm3/h的流量入炉，使氢煤气段转入制富烃氢气煤气工艺，并逐步以每小时1MPa的速率升高，最终将压力稳定在工艺规定压力。
[0094] 炉温控制：水煤气段通过入炉汽氧比，控制其氧气燃烧层温度在灰熔点以下30～80℃；氢煤气段通过控制氢气温度和氢气中甲烷含量，控制半焦加氢段的最高温度≤1000℃；
[0095] 富烃氢煤气成分控制：富烃氢煤气中甲烷含量根据煤种活性、挥发分，通过控制入炉氢气流量、温度、甲烷含量，最终控制富烃氢煤气中甲烷含量在50～60％，其它气态烃100～ 200g/Nm3油煤气。
[0096] 关于富烃氢煤气热回收、
净化、分离和无氧制烯烃：
[0097] 由于富烃氢煤气中含有的水汽全部来自原料煤，即入炉煤的水分含量是富烃氢煤气出炉温度关键决定因素，也是煤气废水量的关键因素，所以减少原料煤中的水分可有效减少煤气废水。
[0098] 由于富烃氢煤气中水汽大量减少，其余热也大幅减少也带来其设备
费用的降低。
[0099] 由于富烃氢煤气中CO、CO2含量低，在冷却、分离油水后，根据甲烷用途设计不同的分离工艺：若甲烷主要做
液化天然气LNG，则采用深冷分离提氢，若甲烷主要用做采用甲烷无氧制烯烃工艺，因甲烷无氧制烯烃工艺压力低，则应采用变压吸附PSA工艺提氢，以大幅降低工艺能耗。
[0100] 关于水煤气余热回收、净化分离、制氢：
[0101] 由于本案水煤气原料煤均系加氢气化残焦，所以煤气中没有焦油，甲烷含量也较少，温度在700℃左右，出炉水煤气可采用普通的干法旋
风除尘器除掉98％以上得粉尘，再经蒸汽过热器降温100℃左右，进入余热蒸汽锅炉，将热量转为工艺蒸汽
热能，温度降至250℃左右，进入2011100943882号专利水煤气洗涤和余热回收装置，由于煤气中水汽含量过高，将导致CO变换催化剂超温失活，将煤气中多余的水汽转为可以重新入炉的回收蒸汽，既保护了CO变换催化剂又获得了气化水蒸汽、还降低了煤气污水
排量。
[0102] 由于水煤气生产的最终目的就是生产氢气，所以CO变换采用变化率95％以上的深度变换，以获得尽量多的氢气，变换后的煤气称为变换气，其成分主要是H2和CO，由于变压吸附PSA系干法
脱碳，不耗水，工艺简单、自动化程度高。氢气收率可达98％，分离出来的 CO2，其中含有少量的CO、CH4可燃物应回收利用，其热量大于400kJ/Nm3的CO2，送入燃机尾气锅炉生产蒸汽，实现物尽其用，分离出来的氢气作为富烃氢煤气原料氢气，送入氢气总管。
