一種Lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及方法與流程

2023-05-19 01:57:31

本發明屬於直接還原鐵生產技術領域，涉及一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及方法，尤其涉及一種以lurgi煤氣化爐產生的煤制氣與hyl-iii氣基還原豎爐結合生產直接還原鐵的系統及其處理方法。

背景技術：

直接還原鐵(dri)是指在低於熔化溫度之下將鐵礦石還原成海綿鐵的過程。與傳統高爐煉鐵方法相比，取消了煉焦和燒結等工序，具有流程短、汙染小、消耗少以及不受優質煉焦煤短缺影響等優點；同時，直接還原鐵中硫、磷和矽等有害雜質含量低，有利於電爐冶煉優質純淨鋼種。

自1936年midrex技術開始氣基豎爐技術的研究，直接還原鐵技術發展已有80多年歷史。國外商業化的直接還原鐵工藝有midrex、hyl和pered等。國外直接還原鐵的生產主要以天然氣和鐵精粉製備的球團礦為原料，基於天然氣直接還原鐵技術主在豎爐中還原鐵礦生產直接還原鐵。

中國是天然氣資源匱乏的國家，從對中國目前及未來天然氣的產量和消費量預測分析來看，使用天然氣作為氣基直接還原鐵工藝氣主要原料，困難較多，成本較高，從經濟性考慮幾乎沒有可行性。在中國，尋找可以替代天然氣的廉價氣源用於直接還原鐵生產，對攻克氣基直接還原鐵技術難關具有重要意義。

基於中國富煤少氣的國情，煤化工在中國發展歷史悠久，幾乎世界上所有的煤制氣工藝在中國均有實踐嘗試，煤制氣工藝相對成熟。採用劣質非焦煤生產煤制氣用於直接還原鐵，大大降低了氣源成本，為氣基豎爐技術在中國得到應用提供契機。目前，煤氣化技術主要分為固定床、流化床和氣流床三種，其中固定床分為常壓氣化(如ugi爐，該技術由於汙染嚴重已趨於淘汰)和加壓氣化(如固態排渣的lurgi爐和液態排渣的bgl爐)。

表1列出了lurgi氣化技術的典型煤氣組成。與流化床或氣流床技術相比，固定床加壓技術可以適用於粒度範圍5mm～50mm塊煤，不需要複雜的磨煤或備煤工藝。

表1：固定床煤氣化工藝典型氣體組成

us4205830和us4225340均公開了一種利用煤制氣生產直接還原鐵的方法和裝置，所述方法將煤、氧氣和水蒸汽在煤氣化爐中進行反應，還原氣通入豎爐，爐頂氣一部分用作燃料，一部分循環脫除co2後再加熱與煤制氣混合進入豎爐。煤氣化爐中加入石灰(cao)用於脫除硫化物。所述方法給出的氣體成分中ch4含量在0.3％以下，顯然不適用於處理固定床煤氣化產生的高ch4含量(8％左右)的煤制氣；且在煤氣化裝置加入cao，並不能達到理想的脫硫效果，難以滿足當下氣體排放要求。

cn203034041u公開了一種利用粉煤氣化制氣及氣基豎爐直接還原冶金的系統，其給出了煤氣化、溼洗、水氣變換、脫硫脫碳到還原豎爐的基本流程，但是該專利並未給出實施細節，僅具有理論參考價值；且該專利並未考慮還原後爐頂氣的循環使用，對於反應後還有大量co/h2的爐頂氣直接作為煙氣處理顯然是不合適的。

cn1141402c公開了一種利用水煤漿加壓氣化生產海綿鐵的裝置。該專利選用德士古爐，通過氣體變換、nhd淨化、通過兩個並聯加熱爐加熱後連通至豎爐。該方法能夠應用於高硫含量煤種，並對硫磺進行回收，然而德士古爐相對於固定床煤氣化爐投資高，氣化壓力高；且直接採用氣體經加熱爐加熱後進豎爐的方式，容易發生co氣化滲碳反應，損傷爐管造成不良後果。

由此可見，如何充分利用我國豐富的煤炭資源、發展氣基直接還原鐵技術，實現中國氣基直接還原鐵技術的創新與突破，選擇合適的煤氣化技術、煤氣轉化技術、煤氣淨化技術和還原豎爐技術，以及上述技術的集成是亟待解決的問題。

技術實現要素：

針對現有煤制氣生產直接還原鐵的方法和系統中存在的問題，本發明提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及方法。本發明通過以固定床加壓氣化爐(lurgi煤氣化爐)與水氣變換單元、轉化單元以及氣基還原單元組合，可以實現煤氣化技術、煤氣轉化技術、煤氣淨化技術和還原豎爐技術的有效集成，提供了一種具有更高物料和能源利用率的煤制氣生產直接還原鐵的系統和方法。

為達此目的，本發明採用以下技術方案：

第一方面，本發明提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統，所述系統包括依次連接的lurgi煤氣化單元、除塵洗滌單元、水氣變換單元、脫硫脫碳單元、轉化單元和氣基還原單元。

本發明中，固定床加壓氣化爐(lurgi煤氣化爐)與粉煤氣化爐或水煤漿爐相比，投資較低，操作穩定，不需要複雜的備煤系統，汙染較小；且lurgi煤氣化爐產出的粗煤氣中ch4含量較高，一般在8％以上，對生產直接還原鐵中增加還原鐵產品的碳含量是有利的；並且，經過後續轉化單元的轉化，可以提高合成氣中的h2與co含量，從而提高還原鐵產量。

以下作為本發明優選的技術方案，但不作為本發明提供的技術方案的限制，通過以下技術方案，可以更好的達到和實現本發明的技術目的和有益效果。

作為本發明優選的技術方案，所述除塵洗滌單元為洗滌塔；所述除塵洗滌單元的作用在於對lurgi煤氣化爐合成的粗煤氣進行除塵和降溫，是粗煤氣的溫度降至水氣變換單元的處理溫度，以便後續進行水熱變換。

優選地，所述水氣變換單元為水氣變換裝置。

本發明中，水氣變換單元採用水氣變換技術，與傳統絕熱變換相比，通過對溫度的精確控制避免了反應放熱引起的設備超溫，提高了變換效率，一段即可滿足變換要求，精簡變換單元的設備。

本發明通過水氣變換單元調節煤氣中的h2/co摩爾比至符合氣基還原單元的生產指標要求。

優選地，所述水氣變換裝置採用一段移熱變換。

優選地，所述水氣變換裝置中採用的變換催化劑為寬溫耐硫變換催化劑，其使用範圍為190℃～500℃，該催化劑對硫含量沒有上限要求。

作為本發明優選的技術方案，所述脫硫脫碳單元的含硫物料與硫磺回收單元連接，所述硫磺回收單元採用克勞斯法等方法對煤氣中的硫進行回收。

優選地，所述脫硫脫碳單元和所述轉化單元之間設置調壓單元。所述調壓單元的作用在於將粗煤氣的壓力降至符合氣基還原單元生產所需的範圍，並同時進行能量回收。

優選地，所述調壓單元採用透平機，所述透平機典型但非限制性實例有：汽輪機，但並不僅限於汽輪機。

優選地，所述調壓單元的出氣口與轉化單元的原料氣入口以及轉化單元的燃料入口相連。即將調壓單元處理後的減壓煤制氣分為兩部分，一部分作為原料氣進入轉化單元進行轉化反應，另一部分作為燃料與轉化單元的燒嘴相連，在開車或爐頂氣不可用時作為燃料供應轉化單元。

作為本發明優選的技術方案，所述轉化單元為低水碳比蒸汽轉化爐，其h2o與ch4的摩爾比為1.1～1.5，例如1.1、1.2、1.3、1.4或1.5等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。

本發明中，所述轉化單元採用低水碳比蒸汽轉化爐代普通加熱爐，能夠減少由於co歧化滲碳造成的金屬爐管塵化損壞，可延長爐管壽命，其更適用於ch4含量高的煤制氣；同時，又避免了普通蒸汽重整帶來的合成氣氧化度升高問題。

優選地，所述轉化單元包括水蒸汽注入裝置。

優選地，所述氣基還原單元為hyl-iii豎爐，其設有球團礦入口、合成氣注入口、爐頂氣出口和還原鐵出口。

作為本發明優選的技術方案，所述系統還包括爐頂氣洗滌裝置和爐頂氣壓縮裝置，所述氣基還原單元的爐頂氣出口與爐頂氣洗滌裝置的氣體入口相連，爐頂氣洗滌裝置的氣體出口分別與爐頂氣壓縮裝置的氣體入口和轉化單元的燃料入口相連，爐頂氣壓縮裝置的氣體出口與水氣變換單元的氣體入口相連。

即氣基還原單元產生的爐頂氣經洗滌後分為兩部分，一部分作為轉化單元的燃料，一部分經壓縮裝置壓縮後與煤制氣混合進入水氣變換單元，作為原料氣參與反應。

本發明，將氣基還原單元產生的爐頂氣回收利用，可以優化調節粗煤氣中的h2和co含量，提高原料煤氣的利用效率。

作為本發明優選的技術方案，所述轉化單元的燃燒煙氣出口與煙氣換熱系統相連。

優選地，所述煙氣換熱系統包括廢熱鍋爐和燃燒空氣預熱器，燃燒空氣預熱器可設於廢熱鍋爐之後，所述煙氣換熱系統的水蒸汽出口分別與轉化單元的水蒸汽入口、水氣變換單元的水蒸汽入口以及lurgi煤氣化爐水蒸汽入口相連。即將轉化單元的燃燒煙氣中的熱量進行回收，以加熱鍋爐水產生熱蒸汽，用於lurgi煤氣化爐、水氣變換單元以及轉化單元；同時，對壓縮空氣進行加熱，為轉化單元提供熱空氣。

第二方面，本發明提供了上述系統的處理方法，所述方法包括以下步驟：

(1)原料煤在lurgi煤氣化單元中與氧氣和水蒸汽進行氣化反應生成粗煤氣；

(2)步驟(1)所述粗煤氣經除塵和洗滌後，進行水氣變換反應，得到變換後煤氣；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣經脫硫脫碳後，進行低水碳比蒸汽轉化轉換反應，生成合成氣；

(4)步驟(3)所述合成氣進入氣基還原單元中與加入的球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原鐵，所述還原鐵為海綿鐵。

更為具體的，所述方法為：

(1)原料煤在lurgi煤氣化爐中與氧氣和水蒸汽進行氣化反應生成粗煤氣；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元經除塵和洗滌後，進入水氣變換單元進行水氣變換反應，得到變換後煤氣；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元經脫硫脫碳後，進入轉化單元進行低水碳比蒸汽轉化反應，生成合成氣；

(4)步驟(3)所述合成氣進入氣基還原單元中與加入的球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原鐵。

其中，步驟(1)所述氣化反應溫度為1000℃～1600℃，操作壓力為1mpag～3mpag，氣化反應生成的粗煤氣的溫度為600℃～700℃，粗煤氣經除塵和洗滌後溫度降至200℃～350℃；步驟(2)所述水氣變換反應的反應溫度為200℃～300℃，反應壓力為1mpag～3mpag。

作為本發明優選的技術方案，步驟(1)所述氣化反應生成的粗煤氣中co的摩爾含量為15％～25％，h2的摩爾含量為38％～41％，ch4的摩爾含量為7％～13％，co2的摩爾含量為25％～32％。

優選地，步驟(2)所述水氣變換後煤氣中h2與co摩爾比為7～8。由於後續低水碳比蒸汽轉化會降低合成氣h2/co比值，水氣變換調節h2/co比略高於hyl-iii豎爐生產要求，以便經過變化後合成氣h2/co比能夠滿足豎爐生產需要。

本發明中，所述水氣變換反應為：co+h2o→co2+h2+q；

作為本發明優選的技術方案，步驟(3)所述變換後煤氣經脫硫脫碳後，總硫含量＜1mg/m3，co2摩爾含量＜1％。

優選地，步驟(3)所述變換後煤氣經脫硫脫碳後，再經過調壓後，進行低水碳比蒸汽轉化反應。

優選地，所述調壓為調節壓力至0.5mpag～0.8mpag，所述壓力以滿足氣基還原單元的生產需求。

優選地，所述經調節壓力後的煤氣分為兩部分，一部分作為原料氣參與低水碳比蒸汽轉化反應，另一部分作為低水碳比蒸汽轉化反應的燃料。

優選地，步驟(3)所述低水碳比蒸汽轉化反應中h2o與ch4的摩爾比1.1～1.5，例如1.1、1.2、1.3、1.4或1.5等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。

本發明中，通過低水碳比蒸汽轉化反應，調整合成氣中的h2與co的摩爾比，因而h2o與ch4的摩爾比是本發明的影響反應結果的關鍵因素之一。

優選地，步驟(3)所述合成氣中h2與co的總摩爾含量＞90％，例如91％、92％、93％、94％或95％等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。

優選地，步驟(3)所述合成氣中h2與co的摩爾比為5.6～6.5，例如5.6、5.7、5.8、5.9、6、6.1、6.2、6.3、6.4或6.5等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。

優選地，步驟(3)所述合成氣溫度為850℃～1000℃，例如850℃、870℃、900℃、930℃、950℃、970℃或1000℃等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。優選地，步驟(3)所述合成氣的壓力為0.5mpag～0.8mpag，例如0.5mpa、0.55mpa、0.6mpa、0.65mpa、0.7mpa、0.75mpa或0.8mpa等，但並不僅限於所列舉的數值，該數值範圍內其他未列舉的數值同樣適用。

作為本發明優選的技術方案，步驟(3)所述低水碳比蒸汽轉化反應產生的燃燒煙氣作為熱源與煙氣換熱系統中的廢熱鍋爐和燃燒空氣預熱器進行換熱，廢熱鍋爐經加熱產生的水蒸汽返回參與氣化反應、水氣變換反應和低水碳比蒸汽轉化反應，燃燒空氣預熱器經預熱產生的預熱空氣參與爐頂氣燃燒供熱。

優選地，步驟(4)所述還原反應產生的爐頂氣經洗滌後分為兩部分，一部分經壓縮後作為反應原料返回參與水氣變換反應，另一部分作為低水碳比蒸汽轉化反應的燃料回收其熱量。

與現有技術相比，本發明具有以下有益效果：

(1)本發明中採用固定床加壓氣化爐(lurgi煤氣化爐)，與粉煤氣化或水煤漿氣化爐相比投資較低，操作穩定，不需要複雜的備煤系統，汙染較小；

(2)本發明中水氣變換採用水氣變換技術，通過對溫度的精確控制避免了反應放熱引起的設備超溫，提高了變換效率，一段即可滿足變換要求，精簡變換單元的設備；

(3)本發明中用低水碳比轉化爐替代普通加熱爐，能夠減少由於co歧化滲碳造成的金屬爐管塵化損壞，可延長爐管壽命；同時，又避免了普通蒸汽重整帶來的合成氣氧化度升高問題；

(4)本發明中採用爐頂氣洗滌後循環參與反應的方式，提高了原料煤氣的利用效率，對轉化爐設置廢熱鍋爐和燃燒空氣預熱器，回收了煙氣顯熱，副產蒸汽可供煤氣化爐和轉化爐使用，提高了物料和能源利用效率；

(5)本發明中，採用lurgi煤氣化爐結合煤氣化技術、煤氣轉化技術、煤氣淨化技術和氣基還原單元技術，可以克服氣基直接還原法中天然氣的局限性，提高生產直接還原鐵的產率，能夠降低生產成本。

附圖說明

圖1是本發明實施例1所述lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統的結構示意圖；

其中，1-lurgi煤氣化單元，2-除塵洗滌單元，3-水氣變換單元，4-脫硫脫碳單元，5-調壓單元，6-轉化單元，7-氣基還原單元，8-爐頂氣洗滌裝置，9-爐頂氣壓縮裝置，10-煙氣換熱系統，11-硫磺回收單元。

具體實施方式

為更好地說明本發明，便於理解本發明的技術方案，下面對本發明進一步詳細說明。但下述的實施例僅僅是本發明的簡易例子，並不代表或限制本發明的權利保護範圍，本發明保護範圍以權利要求書為準。

本發明具體實施例方式部分提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，所述系統包括依次連接的lurgi煤氣化單元1、除塵洗滌單元2、水氣變換單元3、脫硫脫碳單元4、轉化單元6和氣基還原單元7。

其處理方法包括以下步驟：

(1)原料煤在lurgi煤氣化單元1中與氧氣和水蒸汽進行氣化反應生成粗煤氣；

(2)步驟(1)所述粗煤氣經除塵和洗滌後，進行水氣變換反應，得到變換後煤氣；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣經脫硫脫碳後，進行低水碳比蒸汽轉化反應，生成合成氣；

(4)步驟(3)所述合成氣進入氣基還原單元7中與加入的球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原鐵。

以下為本發明典型但非限制性實施例：

實施例1：

本實施例提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，如圖1所示，所述系統包括依次連接的lurgi煤氣化單元1、除塵洗滌單元2、水氣變換單元3、脫硫脫碳單元4、調壓單元5、轉化單元6和氣基還原單元7；其還包括爐頂氣洗滌裝置8和爐頂氣壓縮裝置9。

其中，所述lurgi煤氣化單元1設有塊煤加料裝置、蒸汽入口和氧氣入口；

除塵洗滌單元2為洗滌塔；

水氣變換單元3為水氣變換裝置，其採用一段移熱變換，其採用的變換催化劑為寬溫耐硫變換催化劑，其使用範圍為190℃～500℃；

脫硫脫碳單元4的含硫物料與硫磺回收單元11連接；

調壓單元5採用透平機，其出氣口與轉化單元6的原料氣入口以及轉化單元6的燃料入口相連；

轉化單元6為低水碳比蒸汽轉化爐，其包括水蒸汽注入裝置；轉化單元6的燃燒煙氣出口與煙氣換熱系統10相連；煙氣換熱系統10包括廢熱鍋爐和燃燒空氣預熱器，煙氣換熱系統10的水蒸汽出口分別與轉化單元6的水蒸汽入口、水氣變換單元3的水蒸汽入口以及lurgi煤氣化單元1水蒸汽入口相連。

氣基還原單元7為hyl-iii豎爐，其設有球團礦入口、合成氣注入口、爐頂氣出口和還原鐵出口。

氣基還原單元7的爐頂氣出口與爐頂氣洗滌裝置8的氣體入口相連，爐頂氣洗滌裝置8的氣體出口分別與爐頂氣壓縮裝置9的氣體入口和轉化單元6的燃料入口相連，爐頂氣壓縮裝置9的氣體出口與水氣變換單元3的氣體入口相連。

以生產100萬噸/年直接還原鐵為例，採用上述系統進行處理的方法包括以下步驟：

(1)將褐煤63t/h投lurgi煤氣化單元1中，向lurgi煤氣化單元1供入79t/h蒸汽和11381nm3/h氧氣，褐煤與氧氣和水蒸汽在煤氣化爐內進行氣化反應生成粗煤氣，粗煤氣的產率為106266nm3/h；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元2中進行除塵和洗滌，並降溫至250℃，然後進入水氣變換單元3，在250℃和2mpag的條件下，通入20191nm3/h水蒸汽進行水氣變換，並調節h2與co摩爾比為7.4，得到變換後煤氣126456nm3/h；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元4進行脫硫脫碳處理，使總硫含量降至1mg/m3以下，並完全脫除co2，脫除的硫進入硫磺回收單元11用克勞斯法回收硫磺，對硫含量2％的褐煤，年硫磺回收量1.3萬噸；

經過脫硫脫碳後的煤氣為77362nm3/h，其經調壓單元5調節壓力至0.6mpag後，將其中12378nm3/h的煤制氣作燃料，為轉化單元6提供熱能，並將合成氣自低溫加熱到950℃，其餘的煤制氣64984nm3/h進入轉化單元6進行低水碳比蒸汽轉化，將合成氣中ch4轉化為h2和co，水蒸汽與ch4摩爾比1.1，生成83000nm3/h合成氣，其中h2與co摩爾比為5.7，h2+co摩爾含量92％，符合hyl-iii生產指標；

(4)步驟(3)所述合成氣從氣基還原單元7中部進入，與從氣基還原單元7上部加入的188t/h球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原金屬鐵，氣基還原單元7直接還原鐵生產速率為125t/h；

氣基還原單元7的爐頂氣一部分循環作為反應原料參與低水碳比蒸汽轉化，避免了煤制氣在氣基還原單元7中一次反應無法達到較高轉化率產生的物料浪費；一部分作為燃料為反應供熱，燃燒煙氣作為熱源與煙氣換熱系統10中的廢熱鍋爐和燃燒空氣預熱器進行換熱，廢熱鍋爐經加熱產生的水蒸汽返回參與煤氣化反應、水氣變換反應和低水碳比蒸汽轉化反應，經燃燒空氣預熱器預熱的空氣參與燃燒反應。

本實施例中，各個反應階段產生的粗煤氣、水氣變換後煤氣、脫硫脫碳淨化後煤氣以及低水碳比蒸汽轉化反應合成氣的溫度、壓力和氣體組成示例如表2所示。

表2：lurgi固定床煤氣化工藝典型氣體組成

經脫硫脫碳後煤制氣成分中co+h2含量僅佔86.5％，而經過低水碳比轉化後，合成氣中有效成分co+h2可達92.3％。

與僅採用普通加熱爐相比，淨化後的氣體經過低水碳比蒸汽轉換，提高了ch4利用率，增加了合成氣還原度；通過ch4與h2o反應生成co+h2，有效氣產量提高36.4％，可增加還原鐵產量45.5t/h。

生產100萬噸/年直接還原鐵日投褐煤量約1526噸，1臺日投煤量1800噸的lurgi氣化爐可滿足需求，實際生產時可採用一開一備。

實施例2：

本實施例提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，所述系統結構與實施例1中相同。

以生產30萬噸/年直接還原鐵為例，採用上述系統進行處理的方法包括以下步驟：

(1)將無煙煤14t/h投入lurgi煤氣化單元1中，向lurgi煤氣化單元1供入27t/h蒸汽和6025nm3/h氧氣，無煙煤與氧氣和水蒸汽在煤氣化爐中進行氣化反應生成粗煤氣，粗煤氣的產率為31880nm3/h；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元2中進行除塵和洗滌，並降溫至250℃，然後進入水氣變換單元3，在250℃和2mpag的條件下，通入6057nm3/h水蒸汽進行水氣變換，並調節h2與co摩爾比為7.4，得到變換後煤氣37937nm3/h；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元4進行脫硫脫碳處理，使總硫含量降至1mg/m3以下，並完全脫除co2；

經過脫硫脫碳後的煤氣為23208nm3/h，其經調壓單元5調節壓力至0.6mpag，將其中3713nm3/h的煤制氣作燃料，為轉化單元6提供熱能，並將合成氣自低溫加熱到950℃，其餘的煤制氣19495nm3/h進入轉化單元6進行低水碳比蒸汽轉化反應，將合成氣中ch4轉化為h2和co，水蒸汽與ch4摩爾比1.1，生成24900nm3/h合成氣，其中h2與co摩爾比為5.7，h2+co摩爾含量92％，符合hyl-iii生產指標；

(4)步驟(3)所述合成氣從氣基還原單元7中部進入，與從氣基還原單元7上部加入的56.4t/h球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原金屬鐵，氣基還原單元7直接還原鐵生產速率為37.5t/h。

本實施例中，各個反應階段產生的粗煤氣、水氣變換後煤氣、脫硫脫碳淨化後煤氣以及低水碳比蒸汽轉化反應合成氣的溫度、壓力和氣體組成示例與實施例1中相同。

與僅採用普通加熱爐相比，淨化後的氣體經過低水碳比蒸汽轉換，提高了ch4利用率，增加了合成氣還原度；通過ch4與h2o反應生成co+h2，有效氣產量提高36.4％，可增加還原鐵產量13.7t/h。

生產30萬噸/年直接還原鐵日投無煙煤量約336噸，1臺日投煤量400噸的lurgi氣化爐可滿足需求，實際生產時可採用一開一備。

實施例3：

本實施例提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，所述系統結構與實施例1中相同。

以生產150萬噸/年直接還原鐵為例，採用上述系統進行處理的方法包括以下步驟：

(1)將褐煤92t/h投lurgi煤氣化單元1中，向lurgi煤氣化單元1供入113t/h蒸汽和16300nm3/h氧氣，褐煤與氧氣和水蒸汽在煤氣化爐內進行氣化反應生成粗煤氣，粗煤氣的產率為152190nm3/h；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元2中進行除塵和洗滌，並降溫至250℃，然後進入水氣變換單元3，在250℃和2mpag的條件下，通入30286nm3/h水蒸汽進行水氣變換，並調節h2與co摩爾比為8.0，得到變換後煤氣182476nm3/h；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元4進行脫硫脫碳處理，使總硫含量降至1mg/m3以下，並完全脫除co2，脫除的硫進入硫磺回收單元11用克勞斯法回收硫磺，對硫含量2％的褐煤，年硫磺回收量1.5萬噸；

經過脫硫脫碳後的煤氣為110794nm3/h，其經調壓單元5調節壓力至0.8mpag後，將其中19943nm3/h的煤制氣作燃料，為轉化單元6提供熱能，並將合成氣自低溫加熱到1000℃，其餘的煤制氣90851nm3/h進入轉化單元6進行低水碳比蒸汽轉化，將合成氣中ch4轉化為h2和co，水蒸汽與ch4摩爾比1.5，生成125000nm3/h合成氣，其中h2與co摩爾比為5.7，h2+co摩爾含量92％，符合hyl-iii生產指標；

(4)步驟(3)所述合成氣從氣基還原單元7中部進入，與從氣基還原單元7上部加入的281t/h球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原金屬鐵，氣基還原單元7直接還原鐵生產速率為187.5t/h；

本實施例中，各個反應階段產生的粗煤氣、水氣變換後煤氣、脫硫脫碳淨化後煤氣以及低水碳比蒸汽轉化反應合成氣的溫度、壓力和氣體組成示例如表3所示。

表3：實施例3各階段氣體成分

經脫硫脫碳後煤制氣成分中co+h2含量僅佔86.5％，而經過低水碳比轉化後，合成氣中有效成分co+h2可達92.1％。

與僅採用普通加熱爐相比，淨化後的氣體經過低水碳比蒸汽轉換，提高了ch4利用率，增加了合成氣還原度；通過ch4與h2o反應生成co+h2，有效氣產量提高46.4％，可增加還原鐵產量87.1t/h。

生產150萬噸/年直接還原鐵日投褐煤量約2190噸，2臺日投煤量1200噸的lurgi氣化爐可滿足需求，實際生產時可採用兩開一備。

實施例4：

本實施例提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，所述系統結構與實施例1中相同。

以生產80萬噸/年直接還原鐵為例，採用上述系統進行處理的方法包括以下步驟：

(1)將褐煤50t/h投lurgi煤氣化單元1中，向lurgi煤氣化單元1供入62t/h蒸汽和9005nm3/h氧氣，褐煤與氧氣和水蒸汽在煤氣化爐內進行氣化反應生成粗煤氣，粗煤氣的產率為84081nm3/h；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元2中進行除塵和洗滌，並降溫至250℃，然後進入水氣變換單元3，在250℃和2mpag的條件下，通入16732nm3/h水蒸汽進行水氣變換，並調節h2與co摩爾比為8.0，得到變換後煤氣100813nm3/h；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元4進行脫硫脫碳處理，使總硫含量降至1mg/m3以下，並完全脫除co2，脫除的硫進入硫磺回收單元11用克勞斯法回收硫磺，對硫含量2％的褐煤，年硫磺回收量0.8萬噸；

經過脫硫脫碳後的煤氣為61211nm3/h，其經調壓單元5調節壓力至0.5mpag後，將其中8570nm3/h的煤制氣作燃料，為轉化單元6提供熱能，並將合成氣自低溫加熱到850℃，其餘的煤制氣52641nm3/h進入轉化單元6進行低水碳比蒸汽轉化，將合成氣中ch4轉化為h2和co，水蒸汽與ch4摩爾比1.1，生成667000nm3/h合成氣，其中h2與co摩爾比為6.3，h2+co摩爾含量90％，符合hyl-iii生產指標；

(4)步驟(3)所述合成氣從氣基還原單元7中部進入，與從氣基還原單元7上部加入的150t/h球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原金屬鐵，氣基還原單元7直接還原鐵生產速率為100t/h；

本實施例中，各個反應階段產生的粗煤氣、水氣變換後煤氣、脫硫脫碳淨化後煤氣以及低水碳比蒸汽轉化反應合成氣的溫度、壓力和氣體組成示例如表4所示。

表4：實施例4各階段氣體成分

生產80萬噸/年直接還原鐵日投褐煤量約1210噸，1臺日投煤量1400噸的lurgi氣化爐可滿足需求，實際生產時可採用一開一備。

與僅採用普通加熱爐相比，淨化後的氣體經過低水碳比蒸汽轉換，提高了ch4利用率，增加了合成氣還原度，同時減少了爐內積碳風險，增加爐管壽命；通過ch4與h2o反應生成co+h2，有效氣產量提高31.7％，可增加還原鐵產量31.7t/h。

實施例5：

本實施例提供了一種lurgi氣化氣體經蒸汽轉化生產直接還原鐵的系統及其處理方法，所述系統結構與實施例1中相同。

以生產70萬噸/年直接還原鐵為例，採用上述系統進行處理的方法包括以下步驟：

(1)將褐煤44t/h投lurgi煤氣化單元1中，向lurgi煤氣化單元1供入54t/h蒸汽和7780nm3/h氧氣，褐煤與氧氣和水蒸汽在煤氣化爐內進行氣化反應生成粗煤氣，粗煤氣的產率為72646nm3/h；

(2)步驟(1)所述粗煤氣進入除塵洗滌單元2中進行除塵和洗滌，並降溫至250℃，然後進入水氣變換單元3，在250℃和2mpag的條件下，通入13440nm3/h水蒸汽進行水氣變換，並調節h2與co摩爾比為7.0，得到變換後煤氣86086nm3/h；

(3)步驟(2)所述變換後煤氣進入脫硫脫碳單元4進行脫硫脫碳處理，使總硫含量降至1mg/m3以下，並完全脫除co2；

經過脫硫脫碳後的煤氣為52886nm3/h，其經調壓單元5調節壓力至0.5mpag後，將其中8462nm3/h的煤制氣作燃料，為轉化單元6提供熱能，並將合成氣自低溫加熱到900℃，其餘的煤制氣44424nm3/h進入轉化單元6進行低水碳比蒸汽轉化，將合成氣中ch4轉化為h2和co，水蒸汽與ch4摩爾比1.3，生成58000nm3/h合成氣，其中h2與co摩爾比為5.7，h2+co摩爾含量90％，符合hyl-iii生產指標；

(4)步驟(3)所述合成氣從氣基還原單元7中部進入，與從氣基還原單元7上部加入的131t/h球團礦逆流接觸，進行還原反應，生成還原金屬鐵，氣基還原單元7直接還原鐵生產速率為87.5t/h；

本實施例中，各個反應階段產生的粗煤氣、水氣變換後煤氣、脫硫脫碳淨化後煤氣以及低水碳比蒸汽轉化反應合成氣的溫度、壓力和氣體組成示例如表5所示。

表5：實施例5各階段氣體成分

生產70萬噸/年直接還原鐵日投褐煤量約1045噸，1臺日投煤量1200噸的lurgi氣化爐可滿足需求，實際生產時可採用一開一備。

與僅採用普通加熱爐相比，淨化後的氣體經過低水碳比蒸汽轉換，提高了ch4利用率，增加了合成氣還原度，同時減少了爐內積碳風險，增加爐管壽命；通過ch4與h2o反應生成co+h2，有效氣產量提高35.7％，可增加還原鐵產量31.2t/h。

綜合上述實施例可以看出，本發明中，採用bgl煤氣化結合煤氣化技術、水氣變換技術、煤氣淨化技術、低水碳比蒸汽轉化技術和氣基還原技術，可以克服氣基直接還原法中天然氣的局限性，降低生產成本。

申請人聲明，本發明通過上述實施例來說明本發明的詳細工藝設備和工藝流程，但本發明並不局限於上述詳細工藝設備和工藝流程，即不意味著本發明必須依賴上述詳細工藝設備和工藝流程才能實施。所屬技術領域的技術人員應該明了，對本發明的任何改進，對本發明產品各原料的等效替換及輔助成分的添加、具體方式的選擇等，均落在本發明的保護範圍和公開範圍之內。