專利名稱：一種低水氣比預變串等溫co變換工藝的制作方法
技術領域：
本發明涉及到CO變換工藝，具體指一種低水氣比預變串等溫CO變換工藝。
背景技術：
近年來我國受石油資源日趨緊張影響，煤化工轉入了一個快速發展的階段，我國相繼引進了十多套殼牌的粉煤氣化技術來制取合成氣。殼牌煤氣化技術對煤質要求低、合成氣中有效組分高、運行費用低且環境友好。該技術粗合成氣的冷卻采用廢熱鍋爐，生成的粗合成氣中CO干基體積含量高達60%以上，同時水蒸氣體積含量小于20%，粗合成氣具有水蒸氣含量低和CO含量高的顯著特點。我國在引進殼牌粉煤氣化技術時，此技術商業化運營僅限于使用凈化后的粗合成·氣燃氣蒸汽聯合循環發電裝置，不需要設置CO變換工序。但將殼牌粉煤氣化技術用于造氣來配套合成氨、制氫、合成甲醇等裝置時就面臨高濃度CO變換技術難題。所以殼牌粉煤氣化技術的引進同時，也極大的推動了我國高濃度CO變換技術的發展和進步。變換工序是水蒸氣和CO的等摩爾強放熱反應，生成二氧化碳和氫氣。對于不同的煤氣化技術所生成的粗合成氣，下游變換工序的化學反應過程均是相同的，但是變換流程需要根據粗合成氣的特點進行有針對性的設計。對于殼牌煤氣化技術生成的粗合成氣，在變換工序進行CO變換反應時，變換流程設計的重點和難點是有效的控制CO變換反應的床層溫度，延長變換催化劑的使用壽命、減少變換級數和設備投資、降低變換工序的壓力降以及節省中壓蒸汽和動力消耗等。目前國內在高濃度CO變換流程設計中普遍采用絕熱變換爐，鑒于CO變換反應是強放熱過程，現有的變換工藝流程組織均采用多段絕熱變換爐進行反應，段間移走反應熱量。因此，導致現有的高濃度CO變換技術工藝流程長、熱量損失多、變換爐易超溫、催化劑運行環境苛刻壽命短以及能耗高等一系列問題。如申請號為200910056342. 4的中國發明專利申請所公開的《分流式等溫耐硫變換工藝及其設備》，該工藝存在下述問題I、沒有具體界定進入每臺變換爐的變換氣的水/干氣摩爾比以及溫度和催化劑空速參數，僅給出了一個寬泛的溫度和水/干氣摩爾比范圍，這樣是無法完成變換反應的。如給出水/干氣摩爾比O 2. O,如果水/干氣摩爾比為0，肯定無法發生變換反應，因為變換反應是水蒸氣和CO的反應，沒有了水蒸氣，用什么進行變換反應？又如何進行變換反應？如果水/干氣摩爾比為2.0，則過高的水氣比極易造成催化劑反硫化，也是無法維持變換工序長周期穩定運行。對于一套設置科學合理的CO變換流程，必須需要準確的給定每一臺變換爐進口和出口溫度范圍、變換氣的水/干氣摩爾比以及變換氣經過變換床層時的催化劑空速，否則變換爐內會發生嚴重的副反應，CO變換裝置肯定不能正常運行。2、發明中所稱述的第一級變換反應步驟為絕熱變換反應，第一級變換反應出來的第一變換氣溫度為400 500°C，沒有給出具體的進入第一級變換反應的變換氣的水/干氣摩爾比和空速，這個溫度范圍對于低水氣比的高濃度CO變換反應存在嚴重的甲烷化副反應！根本無法進行正常的變換反應。3、等溫變換爐是否采用強制循環移熱，取決于等溫變換爐的規格尺寸是根據什么條件來設計的。事實上等溫變換爐的規格尺寸是由通過的變換氣量來計算確定的，而不是由需要移出的反應熱強度來決定和主導，所以采用密度差推動的自然循環，完全可以滿足反應熱的及時移出，同時可以節約設備投資，降低裝置運行能耗。總之，對于變換反應流程設計，只能也必須是根據具體的氣化技術進行有針對性的設計，目前沒有一種變換技術可以同時滿足多種煤氣化技術所生成的粗合成氣。在變換流程設計中，寬泛的操作溫度范圍和寬泛的水氣比參數，可能會出現一個荒謬的和災難性的后果。曾經有某變換工序在開車過程中第一變換爐的水氣比由原設計的O. 18偏移到了
0.25，最后導致第一變換爐出口變換氣溫度由4001飆升到5801!發生了嚴重的甲烷化等副反應，后經分析化驗發現出口變換氣中不但有甲烷氣體，還有乙烯氣體！
發明內容
本發明所要解決的技術問題是針對現有技術的現狀提供一種低水氣比預變串等溫CO變換工藝，以解決現有殼牌低水氣高濃度CO變換技術工藝流程長、熱量損失多、變換爐易超溫、催化劑壽命短以及能耗高等一系列問題。本發明解決上述技術問題所采用的技術方案為該低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟氣化工序送來的粗煤氣首先進入氣液分離器分離出液相，進入粗煤氣換熱器與來自等溫變換爐的變換混合氣換熱至190°C 230°C，然后和來自管網的溫度為400°C、壓力為4. OMpa的中壓過熱蒸汽充分混合后進入脫毒槽除去粗煤氣中的雜質；控制進入脫毒槽的粗煤氣溫度為200 220°C、水/干氣摩爾比為O. 19 O. 23 ;由脫毒槽出來的粗煤氣進入預變換爐進行初步的變換反應，控制進入預變換爐的粗煤氣水/干氣摩爾比為O. 19 O. 23、溫度為200 220°C，控制預變換爐內催化劑空速為5000 7000，出預變換爐的預變混合氣溫度為360°C 390°C，CO干基體積含量約為34% 38% ；向預變混合氣中補充來自管網的溫度為400°C、壓力為4. OMpa的中壓過熱蒸汽和等溫變換自產的溫度251°C，壓力4. OMpa的中壓飽和蒸汽，調節預變混合氣水/干氣摩爾比為O. 50 O. 55，進入氣液混合器中；同時向氣液混合器中補入215°C中壓鍋爐給水對預變混合氣激冷增濕，并再次微調預變混合氣的水/干氣摩爾比以及溫度，使氣液混合器的出口氣體的溫度降至245°C 255°C、水/干氣摩爾比為O. 60 O. 70，然后進入等溫變換爐進行深度變換，控制等溫變換爐內催化劑空速為1000 3000，等溫變換爐的溫度為250 270。。。等溫變換爐正常反應溫度控制在250°C左右，允許反應溫度有10°C 20°C的波動。出等溫變換爐的等溫變換氣溫度為260°C 270°C，CO干基體積含量為I. 0%
1.5%，等溫變換氣進入粗煤氣預熱器加熱粗煤氣后送下游進行余熱回收；等溫變換爐內換熱管的進口連接汽包的鍋爐給水出口，鍋爐給水在等溫變換爐內吸熱后變成壓力4. OMpa、溫度251°C的中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽進入汽包分離出液相后由汽包頂部送出全部混入預變混合氣中，汽包底部排出的液相通過自循環方式進入等溫變換爐中循環使用；同時由界區向汽包內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定。上述工藝中所使用的等溫變換爐可以使用現有技術中的任意一種等溫變換爐。較好的，所述的等溫變換爐可以包括爐體，為封閉殼體，爐體的頂部設有反應氣入口和檢修人孔，爐體的上部側壁上設有冷卻水出口，爐體底部設有冷卻水入口 ；換熱管束，設置在所述爐體內，由多根相互平行的換熱管組成；氣體分布器，設置在所述爐體內，進入爐體內的氣體經氣體分布器均流后進入催化劑床層；上管板和下管板，連接在所述氣體分布器的上、下兩端，其上設有多個管孔，各換熱管的兩端分別插設在上、下管板上對應的管孔內；·氣體收集器，用于收集反應后的合成氣，縱向設置在所述爐體中部；其特征在于所述爐體包括可拆卸連接在一起的上段、中段和下段，所述爐體的頂部還設有變換氣出口 ；所述氣體收集器的下端連接所述下管板，所述上管板上設有連接孔，所述氣體收集器的上端穿過該連接孔可拆卸連接出氣管；該出氣管的另一端穿過所述的變換氣出口并外露于所述爐體；所述上管板的上方密封連接環形上封頭，所述下管板密封連接所述爐體并位于所述中段和所述下段之間。較好的，上述三段爐體可以通過法蘭連接，爐體可以支承在裙座上立式放置。為了方便催化劑的裝填，所述氣體分布器可以包括可拆卸連接在一起的多個分段，并且各分段又由兩個半圓筒可拆卸連接構成。進一步，為了保證氣體進入催化劑床層時的分布均勻性，各所述分段均可以包括有外筒體和套設在所述外筒體內的內筒體，各所述外筒體可拆卸連接在一起形成外筒，各所述內筒體可拆卸連接在一起形成套設在所述外筒內的內筒，并且所述外筒體和所述內筒體間隔有間隙。內筒體對反應氣起到二次分布的作用。為了減小氣體二次分布時的流動阻力，所述內筒上的氣孔的密度可大于所述外筒的密度，并且所述內筒上的氣孔的孔徑小于等于3mm。考慮到生產過程中催化劑的沉降問題，所述氣體分布器靠近所述上管板IOOmm以內的位置不開設氣孔，以防止催化劑沉降引起的反應氣回流和短路。為了及時有效地移除反應熱，所述的冷卻水出口可以有兩個，連接所述上封頭與兩個冷卻水出口的出水管也有兩根。兩個冷卻水出口的設計能夠加快冷卻水的流動,從而快速移除反應熱。考慮到水管的熱膨脹和氣體收集器的熱膨脹，可以在所述出水管上設有膨脹節；所述氣體收集器位于所述上封頭與所述爐體空腔內的部分上也設有膨脹節。上管板與爐體的連接方式可以有多種，較好的，可以在所述上管板的側壁上間隔設有多塊定位塊，對應地，所述爐體的內側壁上設有多組定位板，每組定位板包括左、右間隔設置的左定位板和右定位板，各所述定位塊位于對應的左、右定位板之間。所述氣體收集管在上下管板之間部分間隔均勻地設有多個氣孔，并且所述氣體收集管在靠近上管板底面IOOmm內不開孔，以防止催化劑沉降引起反應氣回流和短路。所述下管板的上表面上設有連接套，所述氣體收集器的下端部定位在該連接套內并與所述下管板的上表面間隔有間隙。間隙的設置主要是為了提供熱膨脹的尺寸變化空間。上述等溫變換爐整體上采用全徑向Π型結構，反應氣上進上出，換熱管間裝填催化劑，管內走冷卻水，冷卻水吸收變換熱，根據反應熱移出的強度要求，冷卻水循環過程可以是自然循環也可以是強制循環，循環冷卻水下游可設置汽包副產蒸汽回收余熱。通過控制循環水量來維持變換反應溫度的恒定。本發明所提供的變換工藝與現有全流程采用絕熱反應器的CO變換工藝相比較，本發明具有下述特點I、變換流程短，阻力小，節省后系統的壓縮功，降低了能耗。 2、使用等溫變換爐替代了至少兩級絕熱變換爐，減少了變換爐臺數，節省了設備投資。3、等溫變換爐操作溫和，不會出現超溫問題，能夠有效保證催化劑的使用壽命，并且變換工序運行更加穩定；4、變換工序自產的蒸汽全部用于自身的變換反應，省去了部分段間換熱器以及熱能回收設備，簡化了工藝流程，節省了設備投資。與現有分流式等溫耐硫變換工藝相比較，本發明具有下述優點I、預變換爐前設置了脫毒設備，對從氣化送來的粗合成氣進行過濾，較好的保護了變換催化劑，延長了催化劑的使用壽命，降低了變換工序的操作費用，同時變換工序運行更為穩定；2、預變換爐內催化劑采用高空速操作，爐內溫度不超過400 V，預變催化劑使用壽命長，在此溫度下不會發生甲烷化副反應，能夠確保變換反應平穩進行。3、基于等溫變換爐的規格尺寸是由通過的變換氣量來確定，而不是由需要移出的反應熱強度來決定和主導，所以采用密度差推動的自然循環，完全可以滿足反應熱的及時移出，取消了用于強制循環的機泵，節約了設備投資，降低了裝置運行能耗。4、通過對變換流程的合理優化，變換工序所產蒸汽全部用于自身變換反應，取消了蒸汽過熱器，降低了設備投資。本發明優選方案中的等溫變換爐與現有技術中的等溫變換爐相比較，冷卻水循環阻力小，能夠高速循環，從而達到快速移出高濃度CO變換反應熱；因此可通過控制循環水量達到控制變換反應溫度的目的，冷卻水出口可以設置汽包副產蒸汽，回收余熱，反應器結構簡單，投資少，可控性強。冷卻水出口管、氣體收集器和爐體均采用法蘭連接，使外部爐體可拆卸為上段、中段和下段三部分，使內部反應系統可整體抽出，加上氣體分布器的分段拼接設計和可拆式栓接結構為催化劑的快速裝卸以及后期設備的檢維修提供了便利。充分考慮高溫應力工況，在內部反應系統兩個循環冷卻水出口和氣體收集器上端均設置有膨脹節，解決了內部反應系統整體向上的熱膨脹；氣體收集管底套筒間隙定位，解決了氣體收集管向下的局部膨脹，這有利于設備的長周期穩定運行和使用壽命的延長。CO全徑向等溫變換爐采用全徑向結構，流通面積大，床層阻力小，壓降小。氣體分布器采用內、外筒結構，對反應氣二次分布，使氣體分布更加均勻，有利于提高轉化率，同時，充分考慮催化劑沉降問題，在氣體分布器頂部和氣體收集管靠近上管板處都預留有IOOmm不開孔區，可防止催化劑沉降引起的變換氣回流、短路。變換爐所采用的全徑向Π型結構，反應氣上進上出，充分利用了徑向反應器分流流道靜壓沿流體流動方向而升高，集流流道靜壓沿流動方向降低的特點，有利于變換氣在催化劑床層的均勻分布和穩定流動，使反應更加穩定，變換效率高。本發明采用管殼式反應器，催化劑裝填換熱管間，催化劑床層溫度，穩定，壽命長，可通過增加氣體分布器段數方式增加CO變換氣處理量，有利于裝置的大型化；且利用徑向反應器阻力小的特點可提高空速，增加轉化率，提高設備的生產能力。
圖I為本發明實施例I裝配結構的剖視示意圖；圖2為本發明圖I中位置532的放大圖；圖3為本發明實施例I中上管板與爐體內壁之間定位結構的平面示意圖； 圖4為本發明實施例I中氣體分布器結構示意圖；圖5為沿圖4中A-A向的剖視圖；圖6為本發明實施例I中環形封頭的平面示意圖；圖7為本發明實施例的工藝流程示意圖。
具體實施例方式以下的附圖實施例是結合采用殼牌粉煤氣化造氣生產30萬噸/年合成氨52萬噸/年尿素的典型的化肥裝置，對本發明作進一步詳細描述。如圖I至圖6所示，本實施例中所使用的等溫變換爐5的結構描述如下如圖I至圖6所示，該CO全徑向等溫變換爐包括爐體51，包括上段515、中段512和下段511，上段515為焊接有直邊段的橢圓形封頭，上段515與中段512之間、中段512與下段511之間均采用法蘭可拆卸連接。上段515的封頭頂部設有反應氣入口 516、變換氣出口 517和上部檢修人孔518，其直邊段側壁上設有兩個對稱布置的循環冷卻水出口 514A和514B，下段511底部設有冷卻水入口 519，爐體I底部坐落在裙座55上，裙座55為該等溫變換爐的支撐底座。在爐體內，有由多根換熱管537組成的換熱管束，換熱管束的中部設有多個用于支撐換熱管束的支撐件536。各換熱管的兩端分別插設在上管板534和下管板531上對應的管孔內形成換熱管束，各換熱管之間的間隙內裝填有催化劑。上管板534由兩個管板534A和534B依靠螺栓539連接組成，534A和534B之間設有墊片5310密封。上管板依靠焊接在上管板534B上的四塊定位塊5352和焊接在設備筒體上的四組定位板5351配合徑向定位，保證軸向位移。每組定位板包括左右間隔設置的左定位板和右定位板，定位塊位于對應的左、右定位板之間。上管板534上表面設有環形封頭533，上管板的中部設有供氣體收集器52穿過的連接孔，環形封頭頂部設有兩個對稱布置并分別與上述循環冷卻水出口 514A和514B相連通冷卻出水管513A和513B，兩個出水管豎直部分均設有膨脹節以消除反應爐向上熱膨脹所產生的應力，兩個出水管的水平管段均為法蘭可拆連接，以方便外部爐體和內部系統的可拆分離。下管板531位于中段512和下段511之間，并且相對接的端面之間設有密封墊片，上段512、下管板531和下段511通過螺栓連接在一起。換熱管束外側由筒狀的氣體分布器54包裹,氣體分布器54由幾段相同結構的氣體分布器短節螺栓連接組成，每段分布器均包括長度為500mm的內筒體545和外筒體544，且內、外筒體均由兩個半圓筒組成，半圓筒端部焊接有兩組豎向連接板543，將兩個半圓形的筒體栓接在一起形成圓柱形的筒體；各段內筒體連接后形成內筒，各段外筒體連接后形成套設在內筒外的外筒。內筒體545和外筒體544上分別均布有圓形氣孔作為反應氣通道；內筒作為氣體二次分布器，其開孔密度大于外筒且孔徑不大于3_，內筒和外筒的頂部和底部均設有二組半環板541，半環板分割位置與內筒和外筒一致，且與豎向連接板543焊接在一起，半環板541端部設有八個支耳542，用于上下段氣體分布器之間的栓接和定位，最上段分布器的上端依靠與上管板534焊接的定位環5311定位，最下段筒體的下端放入下管板531開的環形槽內定位，同時，最上面一段氣體分布器的內、外筒距離上管板IOOmm高度位置之內不開設氣孔，以防止催化劑沉降引起反應氣短路。氣體分布器的分段螺栓可拆連接設計，可以有效提聞催化劑的裝卸和更換效率。 氣體收集器52，其上端穿過上管板534上的連接孔并通過法蘭連接變換氣出口517，氣體收集器在上管板534的連接孔內環焊密封固定。氣體收集器位于上管板534和下管板531之間部分的側壁上間隔均勻地開有寬度小于3mm的長條形氣體收集孔，同樣，為防止因催化劑沉降引起的反應氣回流、短路，在收集管靠近上管板534下表面以下部分留IOOmm高度區域不開孔。收集管底部焊接有圓形蓋板521，圓形蓋板外側設有焊接在下管板531上的收集管定位套筒522，套筒522與所述蓋板521之間留2_間隙，蓋板與下管板531間設有30_間隙以解決氣體收集管52向下的局部熱膨脹問題。所述氣體收集器與變換氣出口連接的管段上設有膨脹節，和循環水出口管段513A、513B上的膨脹節一起，解決了內部系統向上的整體熱膨脹問題。如圖7所示，本實施例的低水氣比預變串等溫CO變換工藝步驟如下①由殼牌粉煤氣化工段送來的飽和了水蒸氣的粗煤氣溫度160°C，壓力3. 7Mpa，在用管道將粗煤氣從氣化工段送到變換工段的過程中由于熱量損失，粗煤氣中的少量水蒸氣會被冷凝生成冷凝液，粗煤氣和凝液在管道系統內共存會導致管線和設備的腐蝕以及震動，所以粗煤氣在進入預變換爐之前需要將其中的凝液分離出來，因此本實施例先將粗煤氣送入氣液分離器1，液體從氣液分離器I的底部出口流出。由氣液分離器I頂部出來的經過分液后的粗煤氣經粗煤氣預熱器6與等溫變換氣換熱提溫到190°C 230°C，再與來自管網溫度400°C，壓力4. OMpa的少量中壓過熱蒸汽充分混合，調節水/干氣摩爾比為O. 19
O.23，進入脫毒槽2除去粗煤氣中的灰分和重金屬等雜質。控制進入脫毒槽2的粗煤氣水/干氣摩爾比為O. 18 O. 22，然后進入預變換爐3進行初步的變換反應，控制預變換爐內催化劑空速為5000 7000、水/干氣摩爾比為O. 18 O. 22 ;出預變換爐3的預變混合氣溫度為360°C 390°C，CO干基體積含量約為34% 38% ;向預變混合氣中補充來自管網的溫度400°C，壓力4. OMpa的中壓過熱蒸汽和等溫變換自產的溫度251°C，壓力4. OMpa的中壓飽和蒸汽，調節預變混合氣水/干氣摩爾比為O. 50 O. 55，然后進入氣液混合器4中，用215°C中壓鍋爐給水對預變混合氣激冷增濕并再次微調預變混合氣水/干氣摩爾比，使其溫度降至245°C 255°C，水/干氣摩爾比為O. 60 O. 70，進入等溫變換爐5進行深度變換，控制等溫變換爐內催化劑空速為1000 3000，等溫變換爐的溫度為250°C，等溫變換爐溫升10°C 20°C，出等溫變換爐5的等溫變換氣溫度約為260°C 270°C，CO干基體積含量約為I. 0% I. 5%，等溫變換氣進入粗煤氣預熱器6加熱粗煤氣后送下游進行余熱回收。等溫變換爐5通過鍋爐給水方式移去變換反應熱，同時副產壓力4. OMpa、溫度251°C的中壓飽和蒸汽，副產的中壓飽和蒸汽進入汽包7分離液相，由汽包7頂部送出的中壓飽和蒸汽作為變換反應的補充蒸汽混入預變混合氣4，汽包7底部的液相通過自循環方式進入等溫變換爐5中循環使用，同時由界區向汽包7內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定。對比例對于配套于相同規模殼牌粉煤氣化造氣的分流式等溫耐硫變換工藝和等溫變換串絕熱變換工藝主要參數進行對比見表I。表I
權利要求
1.一種低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟 氣化工序送來的粗煤氣首先進入氣液分離器分離出液相，進入粗煤氣換熱器與來自等溫變換爐的變換混合氣換熱至190°c 230°C，然后和來自管網的溫度為400°C、壓力為4.OMpa的中壓過熱蒸汽充分混合后進入脫毒槽除去粗煤氣中的雜質；控制進入脫毒槽的粗煤氣溫度為200 220°C、水/干氣摩爾比為O. 19 O. 23 ; 由脫毒槽出來的粗煤氣進入預變換爐進行初步的變換反應，控制進入預變換爐的粗煤氣水/干氣摩爾比為O. 19 O. 23、溫度為200 220°C，控制預變換爐內催化劑空速為5000 7000，出預變換爐的預變混合氣溫度為360°C 390°C，CO干基體積含量約為34% 38% ； 向預變混合氣中補充來自管網的溫度為400°C、壓力為4. OMpa的中壓過熱蒸汽和等溫變換自產的溫度251°C，壓力4. OMpa的中壓飽和蒸汽，調節預變混合氣水/干氣摩爾比為O. 50 O. 55，進入氣液混合器中；同時向氣液混合器中補入215°C中壓鍋爐給水對預變混合氣激冷增濕，并再次微調預變混合氣的水/干氣摩爾比以及溫度，使氣液混合器的出口氣體的溫度降至245°C 255°C、水/干氣摩爾比為O. 60 O. 70，然后進入等溫變換爐進行深度變換，控制等溫變換爐內催化劑空速為1000 3000，等溫變換爐的溫度為250 270。。。
等溫變換爐正常反應溫度控制在250°C左右，允許反應溫度有10°C 20°C的波動。
出等溫變換爐的等溫變換氣溫度為260°C 270°C，CO干基體積含量為I. O % I. 5 %，等溫變換氣進入粗煤氣預熱器加熱粗煤氣后送下游進行余熱回收； 等溫變換爐內換熱管的進口連接汽包的鍋爐給水出口，鍋爐給水在等溫變換爐內吸熱后變成壓力4. OMpa、溫度251°C的中壓飽和蒸汽，該中壓飽和蒸汽進入汽包分離出液相后由汽包頂部送出全部混入預變混合氣中，汽包底部排出的液相通過自循環方式進入等溫變換爐中循環使用；同時由界區向汽包內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定。
2.根據權利要求I所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述的等溫變換爐包括 爐體，為封閉殼體，爐體的頂部設有反應氣入口和檢修人孔，爐體的上部側壁上設有冷卻水出口，爐體底部設有冷卻水入口 ； 換熱管束，設置在所述爐體內，由多根相互平行的換熱管組成； 氣體分布器，設置在所述爐體內，進入爐體內的氣體經氣體分布器均流后進入催化劑床層； 上管板和下管板，連接在所述氣體分布器的上、下兩端，其上設有多個管孔，各換熱管的兩端分別插設在上、下管板上對應的管孔內； 氣體收集器，用于收集反應后的合成氣，縱向設置在所述爐體中部； 其特征在于 所述爐體包括可拆卸連接在一起的上段、中段和下段，所述爐體的頂部還設有變換氣出口 ；所述氣體收集器的下端連接所述下管板，所述上管板上設有連接孔，所述氣體收集器的上端穿過該連接孔可拆卸連接出氣管；該出氣管的另一端穿過所述的變換氣出口并外露于所述爐體； 所述上管板的上方密封連接環形上封頭，所述下管板密封連接所述爐體并位于所述中段和所述下段之間。
3.根據權利要求I所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述氣體分布器包括可拆卸連接在一起的多個分段，并且各分段又有兩個半圓筒可拆卸連接構成。
4.根據權利要求2所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于各所述分段均包括有外筒體和套設在所述外筒體內的內筒體，各所述外筒體可拆卸連接在一起形成外筒，各所述內筒體可拆卸連接在一起形成套設在所述外筒內的內筒，并且所述外筒體和所述內筒體間隔有間隙。
5.根據權利要求3所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述內筒上的氣孔的密度大于所述外筒的，并且所述內孔上的氣孔的孔徑大于等于3mm。
6.根據權利要求5所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述氣體分布器靠近所述上管板IOOmm以內的位置不開設氣孔。
7.根據權利要求2至6任一權利要求所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述的冷卻水出口有兩個，連接所述上封頭與兩個冷卻水出口的出水管也有兩根。
8.根據權利要求6所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述出水管上設有膨脹節；所述氣體收集器位于所述上封頭與所述爐體空腔內的部分上也設有膨脹節。
9.根據權利要求7所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述上管板的側壁上間隔設有多塊定位塊，對應地,所述爐體的內側壁上設有多組定位板,每組定位板包括左、右間隔設置的左定位板和右定位板，各所述定位塊位于對應的左、右定位板之間。
10.根據權利要求8所述的低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于所述氣體收集管在靠近上管板底面1OOmm內不開孔；所述下管板的上表面上設有連接套，所述氣體收集器的下端部定位在該連接套內并與所述下管板的上表面間隔有間隙。
全文摘要
本發明涉及到一種低水氣比預變串等溫CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟粗煤氣氣液分離換熱升溫至190℃～230℃，除去雜質，調節溫度為200～220℃、水/干氣摩爾比為0.19～0.23，送入預變換爐進行初步變換，出預變換爐的預變混合氣再次調節水氣比，送入等溫爐進行深度變換反應。與現有技術相比較，本發明變換流程短，阻力小，節省后系統的壓縮功，降低了能耗；使用等溫變換爐替代了至少兩級絕熱變換爐，減少了變換爐臺數，節省了設備投資，且反應容易控制。
文檔編號C01B3/16GK102887481SQ201210378068
公開日2013年1月23日 申請日期2012年10月8日 優先權日2012年10月8日
發明者許仁春, 鄒杰, 唐永超, 涂林 申請人:中國石油化工集團公司, 中石化寧波工程有限公司, 中石化寧波技術研究院有限公司