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CN110877896A - 一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法及等温变换炉 - Google Patents

一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法及等温变换炉 Download PDF

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CN110877896A CN201911014621.4A CN201911014621A CN110877896A CN 110877896 A CN110877896 A CN 110877896A CN 201911014621 A CN201911014621 A CN 201911014621A CN 110877896 A CN110877896 A CN 110877896A
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Abstract

本发明涉及一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法及等温变换炉，来自粉煤气化装置的粗煤气分离出凝液、预热、脱毒后分为两股；第一股粗调节水/干气比后送入绝热变换炉进行变换反应，一次绝热变换气增湿、回收热量后与第二股粗煤气混合，调节混合气的水/干气比调节后进入等温变换炉的第一反应腔进行中温CO变换反应，同时副产中压饱和蒸汽，一次等温变换气换热后进入第二反应腔进行低温CO变换反应，同时副产低压饱和蒸汽，生成二次等温变换气；二次等温变换气回收热量后作为粗氢气送下游。

Description

一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法及等温变换炉
技术领域
本发明涉及到化工工艺和设备，尤其涉及一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法及等温变换炉。
背景技术
进入21世纪以来，我国煤化工进入快速发展阶段。鉴于气流床煤气化技术具有对煤质要求低、合成气有效组分高以及运行费用低等诸多优点，成为现代煤气化技术发展的重点领域。其中，以干粉煤为原料的气化技术有shell气化技术，东方炉等，该气化技术生产的粗煤气一氧化碳含量高达60％(V％，干基)以上，水/干气摩尔比约为1.0。
CO变换工序是现代煤化工技术中不可或缺的一环，承担着承上启下的作用。CO变换的目的是调整合成气中H2和CO浓度，满足下游氢气用户的需求。
目前国内在高浓度CO变换流程设计中多采用“多段绝热反应+间接热能回收”的方式设置流程，该工艺存在易超温、流程长、设备多、投资大、能耗高、系统压降大、催化剂寿命短等一系列问题。
近年来开发的等温变换工艺，配套粉煤气化的CO变换制氢工艺流程，多采用绝热+等温+绝热流程，等温+绝热工艺流程，其换热管网较复杂，流程长，设备多。部分流程设置依然存在超温的风险。
如申请号为201410439881.7的中国发明专利申请所公开的《一种用于高浓度CO原料气的绝热串等温变换工艺》，其工艺流程设置为：绝热+等温变换工艺、绝热+等温+绝热变换工艺，该工艺是典型的串联流程，全气量通过绝热炉后再进等温炉，虽然解决了蒸汽的过热问题。高CO浓度的粗煤气时，第一级绝热变换炉存在超温的风险。配合制氢，变换气中干基CO的体积含量<0.4％时，必须在等温炉后面再串联绝热低温变换反应。该专利中的实施例2，流程设置长，设备多，换热管网复杂。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种用于高CO浓度的粗煤气时，能有效避免绝热变换炉超温且流程简单的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法。
本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状提供一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法所使用的等温变换炉，该等温变换炉内能同时进行中温变换反应和低温变换反应。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于包括下述步骤：
来自粉煤气化装置的粗煤气分离出冷凝液，预热到220℃～270℃，脱除杂质后分为两股；向第一股粗煤气中补入中压蒸汽，调节水/干气摩尔比为1.6～2.0，送入绝热变换炉进行变换反应；向出绝热变换炉的一次绝热变换气中补入中压锅炉水后与所述粗煤气换热，温度降为220℃～290℃，与第二股粗煤气混合，形成混合气，调节混合气的水/干气摩尔比为1.0～1.4后进入等温变换炉；
所述第二股粗煤气输送管线上设有用于调节两股粗煤气比例的流量控制阀；
所述混合气首先进入等温变换炉的第一反应腔进行中温CO变换反应，生成的一次等温变换气降温至220℃～240℃后进入第二反应腔进行低温CO变换反应，生成二次等温变换气；
第一汽包内的中压锅炉水进入第一反应腔内的各第一换热管取走第一反应腔的反应热，副产中压饱和蒸汽；第二汽包内的低压锅炉水进入所述第二反应腔内各第二换热管取走第二反应腔的反应热，副产低压饱和蒸汽；
混合气在等温变换炉中发生CO变换反应生成氢气，混合气中CO干基含量由45～70v v％降为0.3～0.4v％，等温变换炉出口得到氢气干基含量为50～65v％、温度为200℃～230℃的粗氢气即二次等温变换气。
出等温变换炉的二次等温变换气回收热量后作为粗氢气送下游。
较好的，所述粗煤气水气比0.7～0.9、200℃～250℃、3.0～6.5MPa(G)，进入进料分离器分离出冷凝液，分离冷凝液后的粗煤气进入粗煤气预热器预热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质。
所述第一股粗煤气占所述粗煤气总量的10～50v％，第二股粗煤气占所述粗煤气总量的50～90v％。
上述各方案中，所述一次绝热变换气温度为440℃～480℃，利用喷水减温器补入中压锅炉水，一次绝热变换气温度降至300℃～400℃后进入粗煤气预热器与所述粗煤气换热；在绝热变换炉下游设置喷水减温器，达到调节变换气温度，降低中压蒸汽消耗的目的；
向所述混合气中补入中压蒸汽调节混合气的水/干气摩尔比。
为节能降耗，优选所述第一汽包和第二汽包的锅炉水通过自然循环方式进入所述等温变换炉，即将第一汽包和第二汽包的安装高度高于等温变换炉；分别副产3.0～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽和0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽；
所述中压饱和蒸汽返回所述第一汽包分液后与界外送来的380℃～420℃中压过热蒸汽混合，温度降为280℃～300℃，然后分为两股，分别补入所述第一股粗煤气和所述混合气中，用于调节绝热变换炉入口和等温变换炉入口的水/干气摩尔比；
所述低压饱和蒸汽返回所述第二汽包分液后送至低压蒸汽过热器与来自所述等温变换炉的二次等温变换气换热，过热至190℃～210℃，形成低压过热蒸汽送下游。
优选控制所述等温变换炉出口的二次等温变换气温度为200℃～230℃，进入所述低压蒸汽过热器过热所述低压饱和蒸汽，温度降至200℃～220℃，然后依次进入中压锅炉水加热器加热中压锅炉给水、低压锅炉水加热器加热低压锅炉给水，温度降为170℃～190℃，分离出凝液后得到粗氢气送下游装置；
所述中压锅炉给水被加热至200℃～225℃，分为两股，分别送入第一汽包和并入所述一次绝热变换气中降温增湿；
所述低压锅炉水被加热至100℃～165℃进入所述第二汽包。
作为上述各方案的进一步改进，优选所述粗煤气预热器并联有副线，所述副线上设有自动控制阀门，用于控制粗煤气的预热温度。
适配上述各配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法的等温变换炉，其特征在于包括炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；其特征在于：
各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置。
优选所述第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；更好的，第一汽包副产中压饱和蒸汽，第二汽包副产低压饱和蒸汽；
所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；
所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口。
作为上述方案的进一步改进，所述催化剂框包括可以内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；
所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内。
优选所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。
上述各方案中反应腔内所装填的催化剂可以是一种，例如宽温催化剂；优选所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。
较好的，所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4～0.6；
所述换热面积为埋设在催化剂床层内换热管的外表面积。所述第一组换热管的换热面积为各第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管外表面积之和。
所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
更好的，所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内的换热面积占所述总换热面积的0.06～0.2，以保证进入第二反应腔内的反应气的温度在230℃左右。
所述内筒和所述外筒的横截面与所对应炉体部分的横截面结构相同。
进一步地，还可以在所述第二汽包上设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。通过调节第二汽包产汽压力控制低变反应深度，确保出口的变换气的CO干基浓度0.3～0.4v％。
所述压力控制系统为常规技术。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1)设置分股流程，小部分粗煤气采用高水气比进入绝热炉，满足后续变换反应深度要求，同时可有效避免高浓度CO工况下绝热变换炉超温问题，确保绝热炉不超温，优选方案还解决了粗煤气的预热问题。
2)将中温变换和低温变换集成在同一等温变换炉中，只需要设置一台等温变换炉，就能将CO干基浓度降低到0.3～0.4v％。
3)本等温变换炉能同时副产中压饱和蒸汽和低压饱和蒸汽；
4)本发明独创的等温变换炉，将低温CO变换和中温CO变换反应集成在一个反应炉内，原料气先经过催化剂外框进行中温变换反应，变换反应热通过中压锅炉水移热副产中压饱和蒸汽，中温变换后的反应气经低压锅炉水降温后进入催化剂内框进行低温变换反应，将其CO干基浓度降至0.3～0.4v％，低温变换反应热通过低压锅炉水移热副产低压饱和蒸汽。该系统流程短、设备少、投资低、系统压降小。
5)在绝热变换炉出口设置喷水减温器，达到调节变换气温度的同时，降低中压蒸汽消化的目的。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程图；
图2为本发明实施例中等温变换炉的纵向剖视图；
图3为本发明实施例中等温变换炉与两个汽包的连接关系示意图；
图4为沿图2中A-A线的剖视图；
图5为图4中C部分的局部放大图。
具体实施方式
以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
本实施例中等温变换炉的结构如图2至图5所示。包括：
炉体1’，为常规结构，包括上封头11’、下封头12’和连接在上封头11’和下封头12’之间的筒体13’。上封头11’上设有人孔14’，人孔14’上扣盖有人孔盖，原料气入口35设在人孔盖上。
催化剂框，用于装填催化剂，设置在筒体13’内，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔。本实施例中的催化剂框包括内筒21和外筒22。
催化剂框的安装结构可根据需要选用现有技术中的任一种。本实施例中催化剂框的上、下端不封闭，催化剂框内催化剂床层的上、下两端均装填耐火球，外筒通过筒体固定，内筒通过两侧的换热管及下侧第一管箱51和第二管箱61支撑。
内筒21套设于外筒22内并与所述外筒22之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道2a；所述合成气收集管道3’套设在所述内筒21内。
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔2b和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔2c。
内筒21和外筒22的侧壁上均设有通孔(图中未示出)，通孔不仅作为原料气和合成气的流经通道，而且起到气体分布器的作用，使原料气均匀进入第一反应腔内，一次等温合成气均匀进入第二反应腔内。
本实施例中，筒体、内筒和所述外筒以及合成气收集管道的横截面结构相同，为同心布置的同心圆型结构。
本实施例在第一反应腔和第二反应腔内填充了不同的窄温型催化剂。在第一反应腔内填充了钴钼系中温变换催化剂，在第二反应腔内填充了钴钼系低温变换催化剂。针对各自的反应特点填充不同类型的催化剂，有利于充分利用在特定温度区间内的变换催化剂反应活性，反应速率高，CO转化率高。该方式为优选方式。
第一反应腔和第二反应腔内也可以填充相同的宽温型催化剂，宽温型催化剂因需要同时兼顾中温变换和低温变换活性，因此其变换反应速率及CO转化率相对上述窄温型催化剂低。同时宽温型催化剂为兼顾中温和低温催化活性，以牺牲催化剂使用寿命为代价。使用宽温型催化剂可以不设置内筒。
合成气收集管道3’，用于收集二次等温变换气，并将二次等温变换气通过合成气输送管道33送出炉体1’，设置在催化剂框内腔的中部位置，由多段筒体31依次可拆卸连接而成，本实施例中相邻筒体31通过法兰34相连接；各筒体31的侧壁上设有多个供合成气从催化剂床层进入到合成气收集管道3’内的进气孔(图中未示出)；筒体31的内侧壁上沿轴向方向依次间隔设有多个脚梯32。端盖可拆卸连接在合成气收集管道3’的上端口上，端盖拆开后与上封头内腔以及人孔14’相连通，供检修人员进入到合成气收集管道3’中；合成气收集管3’的下端口连接合成气输送管道33。
换热管，有多根，平行于炉体1’的轴线竖向穿设在催化剂床层内，包括由多根第一换热管41组成的第一组换热管以及由多根第二换热管42组成的第二组换热管。各第一换热管41和各第二换热管42在反应腔内的同心圆周线上间隔均匀的排布。
为便于区别，在图4中各第二换热管42以实心圆表示，各第一换热管41以空心圆表示。
其中，各第一换热管41布置在第一反应腔内且靠近外筒。各所述第一换热管的入口通过第一管箱51连接第一冷却水管道52，第一冷却水管道52连接第一汽包9的冷却水出口；各所述第一换热管41的出口通过第一蒸汽收集装置53连接第一蒸汽管道54，第一蒸汽管道54连接第一汽包9的蒸汽入口。第一反应腔通过中压锅炉水移热副产4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，饱和温度约为252℃。
各第二换热管42分为两部分，第一部分布置在第二反应腔内，第二部分布置在第一反应腔内并靠近内筒21设置。本实施例在第一反应腔内布置有2层第二换热管42，优选1～5层。各第二换热管42的入口通过第二管箱61连接第二冷却水管道62，第二冷却水管道62连接第二汽包10的冷却水出口；各第二换热管42的出口通过第二蒸汽收集装置63连接第二蒸汽管道64，第二蒸汽管道64连接第二汽包的蒸汽入口。第二反应腔通过低压锅炉水移热副产0.45Mpa(G)的低压饱和蒸汽，饱和蒸汽温度为155±1℃。
第二汽包上设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。本实施例中的压力控制系统为常规技术。
本实施例中，第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.48；第二组换热管的第二部分的换热面积占总换热面积的0.07，第二组换热管设置在第二反应腔内的第一部分的换热面积占总换热面积的0.45。
第一组换热管的换热面积为各第一换热管在催化剂床层内的外表面积之和；第二组换热管的换热面积为各第二换热管在催化剂床层内的外表面积之和；总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
为了较好的衔接第一反应腔内的一次等温变换气进入第二反应腔的初始温度度，在第一反应腔内设置了部分降温用的换热管，即第二组换热管的第二部分，通过较低温度的锅炉水(约155℃的低压锅炉水)与高温一次等温变换气进行强换热，将变换气降低10℃～40℃，使其在进入第二反应腔内的温度在230℃左右，以符合低温变换反应要求。
第一管箱51和第二管箱61可以为环管结构，两个管箱还可以是上、下叠合布置的箱体结构，两个管箱还可以是管板形式。
第一蒸汽收集装置53和第二蒸汽收集装置63可以是环管，也可以是管箱。
第一蒸汽管道54和第二蒸汽管道64上均分别设有第一膨胀节55和第二膨胀节65，用于吸收热应力。
如图1所示，来自粉煤气化装置水气比0.77、201℃、3.8MPa(G)的粗煤气1，进入进料分离器2分离冷凝液，分离冷凝液后的粗煤气进入粗煤气预热器3预热到240℃后进入脱毒槽4，经脱毒槽4脱除粉尘等杂质后的粗煤气分为两股。
本实施例中所述粗煤气预热器并联有副线，所述副线上设有自动控制阀门，以便于控制进入脱毒槽4内粗煤气的温度。
其中占粗煤气总量21v％的第一股粗煤气6补入中压蒸汽，将水/干气摩尔比调节为1.8后进入绝热变换炉7进行变换反应，出绝热变换炉7的一次绝热变换气温度约为460℃，利用喷水减温器14向变换气中补入一股中压锅炉水，一次绝热变换气温度降至350℃，然后进入粗煤气预热器3与粗煤气换热，温度降为250℃，与占粗煤气总量79v％的第二股粗煤气5混合，形成混合气，向混合气中补入中压蒸汽，将水/干气摩尔比调节为1.2后进入等温变换炉8。
所述第二股粗煤气5输送管线上设有便于调节两股粗煤气比例的流量控制阀。
混合气通过原料气入口35进入等温变换炉上封头的空腔内，沿原料气通道下行，经由外筒上的各通孔均匀进入第一反应腔的催化剂床层，进行中温CO变换反应，形成二次等温变换气，反应温度为240～280℃。第一汽包9内的锅炉水通过自然循环方式从第一冷却水管道进入各第一换热管41，取走第一反应腔内的催化剂床层的反应热，生成的汽水混合物通过第一蒸汽收集装置、第一蒸汽管道返回第一汽包进行汽液分离，副产4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽。
为了较好的衔接第一反应腔内的二次等温变换气进入第二反应腔的初始温度，在第一反应腔内设置了部分降温用的换热管，即第二组换热管的第二部分，通过约155℃的锅炉水与高温的一次等温变换气进行强换热，将变换气降低10℃～40℃，使其在进入第二反应腔内的温度在230℃左右，以符合低温变换反应要求。第二反应腔的反应温度为200℃～240℃；得到的二次等温变换气进入合成气收集管道被送出等温变换炉。
第一汽包9和第二汽包10的锅炉水通过自然循环方式分别进入等温变换炉8内的第一换热管和第二换热管内，将变换反应热带走，分别副产4.0MPa(G)的中压饱和蒸汽及0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽。4.0MPa(G)中压饱和蒸汽返回第一汽包9分液后与外来400℃中压过热蒸汽混合，温度变为288℃，作为配汽，分为两股，一股用于调节绝热变换炉7进口粗煤气水气比，另一股用于调节等温变换炉8进口粗煤气水气比。副产的0.45MPa(G)低压饱和蒸汽返回第二汽包10分液后送至低压蒸汽过热器11过热到200℃，过热后的低压蒸汽送下游用户。混合气在等温变换炉8中发生CO变换反应生成氢气，混合气中CO含量由54％(V％，干基)降为0.4％(V％，干基)，等温变换炉8出口得到氢气含量约为55％(V％，干基)、温度为220℃的粗氢气即二次等温变换气。低压锅炉水通过低压锅炉水预热器13预热至135℃进入第二汽包10。
来自等温变换炉8温度为220℃的粗氢气进入低压蒸汽过热器11过热低压蒸汽，温度降至216℃，然后进入中压锅炉水加热器12，将104℃中压锅炉给水加热至210℃分别送入第一汽包9和绝热变换炉7出口变换气管线降温增湿。粗氢气温度降为180℃，进一步冷却分液后送下游装置。

Claims (16)

1.一种配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于包括下述步骤：
来自粉煤气化装置的粗煤气分离出冷凝液，预热到220℃～270℃，脱除杂质后分为两股；向第一股粗煤气中补入中压蒸汽，调节水/干气摩尔比为1.6～2.0，送入绝热变换炉进行变换反应；向出绝热变换炉的一次绝热变换气中补入中压锅炉水后与所述粗煤气换热，温度降为220℃～290℃，与第二股粗煤气混合，形成混合气，调节混合气的水/干气摩尔比调节为1.0～1.4后进入等温变换炉；
所述第二股粗煤气输送管线上设有用于调节两股粗煤气比例的流量控制阀；
所述混合气首先进入等温变换炉的第一反应腔进行中温CO变换反应，生成的一次等温变换气降温至220℃～240℃，后进入第二反应腔进行低温CO变换反应，生成二次等温变换气；
第一汽包内的中压锅炉水进入第一反应腔内的各第一换热管取走第一反应腔的反应热，副产中压饱和蒸汽；第二汽包内的低压锅炉水进入所述第二反应腔内各第二换热管取走第二反应腔的反应热，副产低压饱和蒸汽；
混合气在等温变换炉中发生CO变换反应生成氢气，混合气中CO干基含量由45～70v％降为0.3～0.4v％，等温变换炉出口得到氢气干基含量为50～65v％、温度为200℃～230℃的粗氢气即二次等温变换气；
出等温变换炉的二次等温变换气回收热量后作为粗氢气送下游。
2.根据权利要求1所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述粗煤气水气比0.7～0.9、200℃～250℃、3.0～6.5MPa(G)，进入进料分离器分离出冷凝液，分离冷凝液后的粗煤气进入粗煤气预热器预热到220℃～270℃后进入脱毒槽脱除杂质。
3.根据权利要求1所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述第一股粗煤气占所述粗煤气总量的10～50v％，第二股粗煤气占所述粗煤气总量的50～90v％。
4.根据权利要求3所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述一次变换气温度为440℃～480℃，利用喷水减温器补入中压锅炉水，一次变换气温度降至300℃～400℃后进入粗煤气预热器与所述粗煤气换热；
向所述混合气中补入中压蒸汽调节混合气的水/干气摩尔比。
5.根据权利要求4所述配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述第一汽包和第二汽包的锅炉水通过自然循环方式进入所述等温变换炉，分别副产3.0～6.0MPa(G)的中压饱和蒸汽和0.4～1.0MPa(G)的低压饱和蒸汽；
所述中压饱和蒸汽返回所述第一汽包分液后与界外送来的380℃～420℃中压过热蒸汽混合，温度降为280℃～300℃，然后分为两股，补入所述第一股粗煤气和所述混合气中，用于调节绝热变换炉入口和等温变换炉入口的水/干气摩尔比；
所述低压饱和蒸汽返回所述第二汽包分液后送至低压蒸汽过热器与来自所述等温变换炉的二次等温变换气换热，过热至190℃～210℃，形成低压过热蒸汽送下游。
6.根据权利要求5所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述等温变换炉出口的二次等温变换气温度为200℃～230℃，进入所述低压蒸汽过热器过热所述低压饱和蒸汽，温度降至200℃～220℃，然后依次进入中压锅炉水加热器加热中压锅炉给水、低压锅炉水加热器加热低压锅炉给水，温度降为170℃～190℃，分离出凝液后得到粗氢气送下游装置；
所述中压锅炉给水被加热至200℃～225℃，分为两股，分别送入第一汽包和并入所述一次绝热变换气中降温增湿；
所述低压锅炉水被加热至100℃～165℃进入所述第二汽包。
7.根据权利要求2至6任一项所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法，其特征在于所述粗煤气预热器并联有副线，所述副线上设有自动控制阀门；用于控制粗煤气的预热温度。
8.如权利要求1至7任一项所述的配套粉煤气化装置的等温变换制氢方法所使用的等温变换炉，其特征在于包括：
炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；所述催化剂框与所述炉体之间的间隙形成原料气进气通道；
各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置。
9.根据权利要求8所述的等温变换炉，其特征在于所述第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；
所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；
所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口。
10.根据权利要求9所述的等温变换炉，其特征在于所述催化剂框包括内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；
所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内。
11.根据权利要求10所述的等温变换炉，其特征在于所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。
12.根据权利要求11所述的等温变换炉，其特征在于所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。
13.根据权利要求12所述的等温变换炉，其特征在于所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。
14.根据权利要求8至13任一项所述的等温变换炉，其特征在于所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4～0.6；
所述第一组换热管的换热面积为各所述第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管的外表面积之和；
所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
15.根据权利要求14所述的等温变换炉，其特征在于所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内换热面积占所述总换热面积的0.06～0.2。
16.权利要求15所述的等温变换炉，其特征在于所述第二汽包设有用于控制所述第二反应腔内低温变换反应深度的压力控制系统。
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