專利名稱：一種飽和塔串等溫爐co變換工藝的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種CO變換工藝，具體指一種飽和塔串等溫爐CO變換工藝。
背景技術：
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。我國在本世紀初相繼引進了十多套殼牌的粉煤氣化技術來制取合成氣。該技術中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含量高等顯著特點。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引進的同時，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如何有效的控制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。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、系統壓降大、熱量損失多、設備投資高、變換爐容易超溫、催化劑壽命短以及能耗高等一系列問題。申請號為201110260537. 8的中國發明專利申請公開了《一種飽和熱水塔高水氣比CO變換工藝》，該飽和熱水塔高水氣比CO變換工藝全部采用絕熱變換爐，反應級數較多，系統壓降大，后系統對變換氣壓縮消耗的能耗高；其變換爐全部采用絕熱變換爐，尤其是第一變換爐和第二變換爐采用絕熱變換爐，爐壁要承受高溫高壓的變換氣，造成設備壁厚大，設備投資高；第一變換爐催化劑處于較高溫度下運行，運行環境苛刻，催化劑壽命較短，更換頻繁操作費用高；絕熱變換爐溫度控制較困難，容易出現超溫問題，對變換工序安全運行造成不利影響，存在安全隱患。同時，由于絕熱反應級數多，變換工序開車時對催化劑硫化過程復雜，變換工序開車耗時長、費用高。
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飽和塔串等溫爐CO變換工藝，以解決現有技術中高水氣比CO變換工藝流程長、反應級數多、系統壓降大、設備投資高、變換爐容易超溫、催化劑壽命短等一系列問題。本發明解決上述技術問題所采用的技術方案為該飽和塔串等溫爐CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟由粉煤氣化工段送來的粗煤氣首先送入氣液分離器進行氣液相分離，分離出液相后送入脫毒槽內除去粗煤氣中的雜質,隨后送入飽和塔內；粗煤氣由飽和塔的下部送入飽和塔，從熱水塔底部送出的工藝循環水換熱至180 200°C后，由飽和塔的上部進入飽和塔，兩股物流在飽和塔內進行逆流傳熱傳質。由飽和塔底部送出的工藝循環水經飽和塔塔底泵加壓后，返回至熱水塔；粗煤氣在飽和塔內被增濕提溫后，由飽和塔頂部送出，與來自管網的中壓過熱蒸汽混合增濕提溫后，送入等溫變換爐進行深度變換反應，控制進入等溫變換爐的粗煤氣的水/干氣摩爾比為I. O I. 2、溫度250°C;控制等溫變換爐內催化劑的空速為1000 3000，等溫變換爐第溫升為10°C 20°C ;出等溫變換爐的變換氣溫度為250°C 270°C，CO干基體積含量為出等溫變換爐的變換混合氣經換熱降溫至180 200°C后，由熱水塔下部送入熱水塔，與從熱水塔中部進入的工藝循環水進行逆流傳質傳熱，在熱水塔的上部噴入凈化工 藝冷凝液和中壓鍋爐水，所述工藝循環水與凈化冷凝液之和與所述中壓鍋爐水的摩爾比為7. O 10. 0，進行逆流傳質傳熱，在熱水塔頂部得到降溫后的變換混合氣，在熱水塔底部得到工藝循環水。上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比為4. O 6. O。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，所述的等溫變換爐包括爐體，所述爐體內設有由多根換熱管組成的換熱管束，所述爐體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，爐體底部設有變換氣出口和冷卻水入口，所述爐體的中心設有氣體收集器；其特征在于所述爐體包括可拆卸連接的上部第一段爐體和下部第二段爐體，所述第二段爐體內設有管狀結構的筒體構成反應爐的氣體分布器，該筒體的上、下兩端分別連接在上管板和下管板上，所述上管板與所述爐體的內壁間隔有間隙，所述下管板的周緣密封連接所述爐體的內周壁；所述上管板的上方設有上封頭，所述下管板的下方設有下封頭，所述的換熱管束設置在所述的筒體內，并且各所述換熱管的兩端分別固定在所述的上、下管板上并分別連通由上封頭和上管板、下封頭和下管板構成的空腔；所述氣體收集器的上端連接所述的上管板，氣體收集器的下端穿過所述的下封頭位于下封頭和所述爐體底部構成的空腔內；所述上封頭上設有冷卻水出口，該冷卻水出口通過出水管連接所述的冷卻水出口，并且所述的出水管包括可拆卸連接在一起的兩部分；所述下封頭上設有冷卻水入口，該冷卻水出口通過進水管連接所述的冷卻水入口，并且所述的進水管包括可拆卸連接在一起的兩部分；所述氣體分布器上間隔均勻地設有多個氣孔。較好的，第一段爐體和第二段爐體之間可以通過法蘭連接，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。
較好的，上述方案中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小于等于3_。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。上述各方案中，所述氣體收集器外露于所述下封頭的部分呈喇叭狀，并且所述氣體收集器下端端口的中部設有擋板，所述擋板與所述氣體收集器下端端口的周緣間隔有供合成氣流出的空隙。該結構可使出氣體收集器的氣流擴散流動，避免了氣流直接沖擊爐體下封頭對爐體所造成的沖擊損傷，并且可使出氣體收集器的氣體在下封頭與爐體之間的空腔內短暫停留，保證了下封頭內外的壓力平衡，并且可使爐體和筒體以及下封頭內外的環境溫度相對均勻，不會產生應力集中。擋板與氣體收集器之間可以通過支撐筋板焊接連接，并通過筋板加強。較好地，收集管頂部靠近上管板IOOmm內不開孔，以防止催化劑沉降引起反應氣回流和短路。
考慮到氣體收集器的熱膨脹，可以在所述上管板的下表面上設有連接套，所述氣體收集器的上端部定位在該連接套內并與所述的上管板間隔有間隙，該間隙可供氣體收集器熱膨脹。考慮到反應爐內部的熱膨脹，可以在所述的出水管上設置膨脹節，以解決內部反應系統整體熱膨脹問題。下管板與爐體的連接方式可以有多種，較好的，可以在所述爐體的周壁上設有定位環，該定位環的上表面上設有環形凹槽；所述下管板上設有與所述凹槽相適配的環形凸塊，所述凸塊容置在所述凹槽內，并且凸塊和凹槽之間設有密封圈。所述爐體的內周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，對應地，所述上管板的側壁上設有多塊定位塊，各所述定位塊容置在對應的上定位板和下定位板之間。較好的，上管板上焊接有4塊定位塊，與焊接在爐體內壁上的4組定位板配合徑向定位，以保證內部管束的快速安裝和所述凹凸槽的密封配合。上述方案中的等溫變換爐整體上采用全徑向Z型結構，反應氣上進下出，換熱管間為催化劑床層，管內走循環冷卻水，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。一、與現有飽和熱水塔高水氣比CO變換工藝相比較，本發明的優點在于I、變換流程短，系統阻力小，節省了下道工序的壓縮功，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，節省了設備投資和催化劑費用。3、等溫變換爐操作溫度低，催化劑運行環境溫和，催化劑使用壽命長，變換工序容易實現長周期穩定運行。4、變換工序自產的蒸汽經過甲烷化工序過熱后，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，進一步節省了設備投資。5、通過冷卻水的循環達到快速移出高濃度CO變換反應熱，其過程可以是自然循環也可是強制循環，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。6、利用全徑向反應器氣體壓降小特點，對內部反應系統采用設備自重密封，冷卻水進出管和爐體均采用法蘭連接，使內部反應系統可整體抽出，加上氣體分布器的可拆卸結構為催化劑的快速裝卸以及后期設備的檢維修提供便利。7、內部反應系統循環冷卻水出口膨脹節的設置和氣體收集管頂套筒間隙定位，充分考慮高溫應力工況，解決了內部反應系統的整體熱膨脹和氣體收集管的局部膨脹，有利于設備運行穩定和延長使用壽命。8、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，在氣體分布器和收集管頂部都預留有IOOmm不開孔區，可防止變換氣的回流、短路。
9、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，且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。
圖I為本發明實施例中裝配結構的平面示意圖；圖2為本發明實施例中上管板定位示意圖；圖3為本發明實施例中下管板定位示意圖；圖4為本發明實施例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為本發明實施例中氣體收集器結構示意圖；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包括爐體51，包括主體511、上封頭515和下封頭512，主體511與上封頭515之間設有過渡段518，主體511與過渡段518之間采用法蘭可拆卸連接，主體511與下封頭512、上封頭515與過渡段518之間均為焊接連接。上封頭515頂部設有反應氣入口 516和上部檢修人孔517，過渡段518側壁上設有循環冷卻水出口 514，主體511下端側壁設有下部檢修人孔513，下封頭底部設有冷卻水入口 519和變換氣出口 5110，爐體51底部坐落在裙座56上，裙座56為該等溫變換爐的支撐底座。內部反應系統，主要由換熱管束52、氣體分布器53、氣體收集管54、橢圓形上封頭526和球形下封頭522等部件組成。上封頭526頂部設有與上述循環冷卻水出口 514相連通的冷卻出水管525，出水管豎直部分的中部設有膨脹節，膨脹節的作用是消除出水管熱膨脹所產生的應力；出水管的水平部分分為兩段，這兩段通過法蘭可拆卸連接在一起。圓形下封頭522上設有與上述下部檢修人孔513相通的內部檢修人孔521和與上述冷卻水入口519法蘭連接的循環冷卻水進口管段。內部反應系統還包括上管板527和下管板5210，上管板527依靠焊接在上管板上的四塊定位塊5211和焊接在設備筒體上的四組定位板5212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。主體511的內周壁上焊接有定位環5215，該定位環的上表面上設有環形凹槽；定位環的底部設有十六塊均布的支撐筋板5213，這些支撐筋板焊接在主體511和定位環5215上，以加強定位環的承重；定位環上還設置八顆頂絲5214，方便反應系統的拆卸。下管板5210上設有與凹槽相適配的環形凸塊，凸塊容置在凹槽內，并且凸塊和凹槽之間設有密封圈5217。定位環的上表面和主體511的內壁之間還焊接有四塊定位錐5216，定位錐成45°傾斜；定位錐的作用主要是用于對下管板定位。上、下管板上均設有供各換熱管528插設的管孔，各換熱管的兩端分別插設在對 應的管孔內形成換熱管束，各換熱管之間間隙內裝填有催化劑，換熱管束的中部設有多個用于支撐換熱管束的支撐件529。氣體分布器53，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535和外筒體534，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533，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535和外筒體534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3mm，同時，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。內筒和外筒的頂部和底部均設有二組半環板531，半環板分割位置與內筒和外筒一致，且與豎向連接板533焊接在一起，半環板531端部設有八個支耳532，用于上下段氣體分布器之間的栓接和定位，最上段筒體的上端依靠與上管板527焊接的定位環定位，最下段筒體的下端放入下管板上5210開的環形槽內定位。氣體分布器的分段螺栓可拆連接設計，可以有效提高催化劑的裝卸效率。氣體收集器54，包括收集管543，其上開有寬度小于3mm的長條形氣體收集孔，同樣，在收集管頂部靠近上管板527留IOOmm高度不開孔，以防止因催化劑沉降引起的反應氣短路。收集管頂部焊接有圓形蓋板542，圓形蓋板外側設有焊接在上管板527的收集管定位套筒541，套筒與所述蓋板542之間留2mm間隙，蓋板與上管板527間設有30mm間隙以解決氣體收集管54熱膨脹問題。收集管543下端與內部反應系統球形下封頭522焊接連接。所述收集管底部設有擴管段545，擴管底部出口設有中心圓形擋板547，使氣體呈擴散狀流動，中心擋板與擴管段通過支撐筋板546焊接連接，并通過焊接54塊支撐筋板544加強。如圖7所示，本實施例的CO變換工藝如下由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，所以粗煤氣首先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。從氣液分離器I頂部出來的經過分液后的粗煤氣送入脫毒槽2除去粗煤氣中的灰分和重金屬等雜質，然后進入飽和塔3的底部。粗煤氣在飽和塔3內與來自熱水塔8溫度為180°C 185°C的工藝循環水逆流接觸進行傳熱傳質，出飽和塔3底部的工藝循環水經飽和塔塔底泵4加壓后，送回熱水塔8再次加熱循環使用，同時抽出工藝循環水總量的3% 8%去后系統進行汽提，防止有害物質在工藝循環水系統中累積。粗合成氣在飽和塔3內被增濕提溫，溫度達到175°C 180°C，水干氣摩爾比為
O.44 O. 48。補充來自甲烷化和蒸汽管網的4. OMpa, 400°C中壓過熱蒸汽，調節粗合成氣水/干氣摩爾比為I. O I. 1，溫度為250°C，送入等溫變換爐5中進行深度變換。出等溫變換爐5的變換氣溫度為250°C 270°C，CO干基體積含量約為I. 0% 2. 0%，該變換氣經變換氣冷卻器7與工藝循環水換熱降溫至185°C，然后送入熱水塔8下部。變換混合氣在熱水塔8中與來自飽和塔3的工藝循環水和來自后系統的工藝冷凝液以及補充的中壓鍋爐給水逆流傳熱傳質，回收低位熱能。由熱水塔8底部送出的工藝循環水溫度約為171°C，經變換氣冷卻器7提溫后，送入飽和塔3。由熱水塔8頂部出來的變換氣溫度約為160°C，送入下游工段回收低溫余熱。
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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6分離液相，汽包6頂部送出的中壓飽和蒸汽去甲烷化工序進行過熱至400°C，然后和管網的中壓過熱蒸汽一起作為變換反應的補充蒸汽，注入從飽和塔3頂部出來的粗煤氣中，汽包6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6內補充中壓鍋爐給水，以維持汽包液位的穩定。對比例對于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，進入變換工段的有效氣(H2+C0)大約為85000Nm3/ h，在此基準下對一種飽和熱水塔高水氣比CO變換工藝和一種飽和塔串等溫爐CO變換工藝主要參數進行對比見表I。表I
-種飽和熱水』IfM水I比CO變換I:藝實施例變換爐流_配'『€怙況泡和培+絕熱爐+絕熱爐+絕熱爐飽和堪+等溢妒
變換爐KW數M.:31
變換爐熱點溫度460V280V
變換催化劑裝填:M: 170 M3120 M3
變換爐超溫怙況采用_熱爐，站超溫繁川等溫妒，不站超溫
變換爐哦卩/怙況采用絕熱溫度I!Ui高，設備蛾V人、采用等溫爐，溫度低、設備親
__投資辦__薄，投資小
變換系統j丨i力降0.5 Mpa (G)0.3 Mpa (G)由表I可以看出，本實施例所提供的飽和塔串等溫爐CO變換工藝中，變換爐數量少，催化劑裝填量小、熱點溫度低且系統壓降小。可以降低變換工序的設備和催化劑投資費用。熱點溫度低可以有效延長催化劑使用壽命，系統壓降小可以顯著降低后系統的壓縮功消耗，兩者均可起到節省操作費用的目的。
權利要求
1.一種飽和塔串等溫爐CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟 由粉煤氣化工段送來的粗煤氣首先送入氣液分離器進行氣液相分離，分離出液相后送入脫毒槽內除去粗煤氣中的雜質，隨后送入飽和塔內； 粗煤氣由飽和塔的下部送入飽和塔，從熱水塔底部送出的工藝循環水換熱至180 200°C后，由飽和塔的上部進入飽和塔，兩股物流在飽和塔內進行逆流傳熱傳質。由飽和塔底部送出的工藝循環水經飽和塔塔底泵加壓后，返回至熱水塔； 粗煤氣在飽和塔內被增濕提溫后，由飽和塔頂部送出，與來自管網的中壓過熱蒸汽混合增濕提溫后，送入等溫變換爐進行深度變換反應，控制進入等溫變換爐的粗煤氣的水/干氣摩爾比為I. O I. 2、溫度250°C ;控制等溫變換爐內催化劑的空速為1000 3000，等溫變換爐第溫升為10°C 20°C ;出等溫變換爐的變換氣溫度為250°C 270°C，CO干基體積含量為1% 2% ; 出等溫變換爐的變換混合氣經換熱降溫至180 200°C后，由熱水塔下部送入熱水塔，與從熱水塔中部進入的工藝循環水進行逆流傳質傳熱，在熱水塔的上部噴入凈化工藝冷凝液和中壓鍋爐水，所述工藝循環水與凈化冷凝液之和與所述中壓鍋爐水的摩爾比為7. O 10.0，進行逆流傳質傳熱，在熱水塔頂部得到降溫后的變換混合氣，在熱水塔底部得到工藝循環水。
上述從熱水塔中部進入熱水塔的工藝循環水的用量與進入氣液分離器的干基粗煤氣的摩爾比為4. O 6. O。
2.根據權利要求I所述的飽和塔串等溫爐CO變換工藝，其特征在于所述的等溫變換爐爐體，所述爐體內設有由多根換熱管組成的換熱管束，所述爐體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，爐體底部設有變換氣出口和冷卻水入口，所述爐體的中心設有氣體收集器；其特征在于所述爐體包括可拆卸連接的上部第一段爐體和下部第二段爐體，所述第二段爐體內設有氣體分布器，該氣體分布器的上、下兩端分別連接在上管板和下管板上，所述上管板與所述爐體的內壁間隔有間隙，所述下管板的周緣密封連接所述爐體的內周壁；所述上管板的上方設有上封頭，所述下管板的下方設有下封頭，所述的換熱管束設置在所述的氣體分布器內，并且各所述換熱管的兩端分別固定在所述的上、下管板上并分別連通由上封頭和上管板、下封頭和下管板構成的空腔；所述氣體收集器的上端連接所述的上管板，氣體收集器的下端穿過所述的下封頭位于下封頭和所述爐體底部構成的空腔內；所述上封頭上設有冷卻水出口，該冷卻水出口通過出水管連接所述的冷卻水出口，并且所述的出水管包括可拆卸連接在一起的兩部分；所述下封頭上設有冷卻水入口，該冷卻水出口通過進水管連接所述的冷卻水入口，并且所述的進水管包括可拆卸連接在一起的兩部分。
3.根據權利要求2所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述的氣體分布器包括可拆卸連接在一起的多個分段，并且各分段又由兩個半圓筒可拆卸連接構成。
4.根據權利要求3所述的CO全徑向等溫變換爐，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4所述的CO全徑向等溫變換爐，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小于等于3mm。
6.根據權利要求5所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述氣體分布器和氣體收集器在靠近所述上管板IOOmm以內的位置均不開設氣孔。
7.根據權利要求2至6任一權利要求所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述氣體收集器外露于所述下封頭的部分呈喇叭狀，并且所述氣體收集器下端端口的中部設有擋板，所述擋板與所述氣體收集器下端端口的周緣間隔有供合成氣流出的空隙。
8.根據權利要求7所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述上管板的下表面上設有連接套，所述氣體收集器的上端部定位在該連接套內并與所述的上管板間隔有間隙。
9.根據權利要求8所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述的出水管上設有膨脹節。
10.根據權利要求9所述的CO全徑向等溫變換爐，其特征在于所述爐體的周壁上設有定位環，該定位環的上表面上設有環形凹槽；所述下管板上設有與所述凹槽相適配的環形凸塊，所述凸塊容置在所述凹槽內，并且凸塊和凹槽之間設有密封圈；所述爐體的內周壁上設有多組定位板，每組定位板包括上、下間隔設置的上定位板和下定位板，對應地，所述上管板的側壁上設有多塊定位塊，各所述定位塊容置在對應的上定位板和下定位板之間。
全文摘要
本發明涉及到一種飽和塔串等溫爐CO變換工藝，其特征在于包括下述步驟氣液分離的粗煤氣除去雜質后送入飽和塔內，在飽和塔內被增濕提溫后，送入等溫變換爐進行深度變換反應，出等溫變換爐的變換混合氣經換熱降溫后，送去熱水塔與工藝冷卻水進行換熱。優選方案提供了供本工藝使用的等溫變換爐的結構。與現有技術相比較，本發明所提供的飽和塔串等溫爐CO變換工藝，解決了現有技術中高水氣比CO變換工藝流程長、反應級數多、系統壓降大、設備投資高、變換爐容易超溫、催化劑壽命短等一系列問題。
文檔編號B01J8/02GK102886230SQ201210378009
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, 施程亮, 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