CN102102040A - 粉煤气化低水气比全低温激冷co耐硫变换工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及到一种低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，包括下述步骤：①将气化工段来的粗煤气送入预变换炉，控制粗煤气进入预变换炉的入口温度为190～250℃、水/干气摩尔比为0.21～0.23；得到预变混合气；②将预变混合气送入第一变换炉继续进行变换反应，控制预变混合气进入第一变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；得到一变混合气；③将一变混合气送入第二变换炉，控制一变混合气进入第二变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；得到二变混合气；④将二变混合气送入第三变换炉，控制二变混合气进入第三变换炉的入口温度为200～240℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5，得到变换后混合气。本发明所提供的变换工艺预变催化剂使用寿命长，中压蒸汽消耗少，系统压降小，能耗低，设备投资少。
Description
技术领域
本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换的工艺。
背景技术
对于采用大型气化工艺制取合成气及下游C1化工产品的生产装置，原料气中的一氧化碳一般是通过变换反应除去，消耗水蒸汽，可制得与反应了的一氧化碳等摩尔的氢气，同时又把一氧化碳变为易于脱除的二氧化碳。一氧化碳变换是高放热反应，一般采用分段变换流程，段间移走热量。在流程设置中如何有效的控制一氧化碳变换反应的床层温度，避免甲烷化副反应的发生，延长催化剂的使用寿命，降低气体通过变换炉的压力损失和节省水蒸汽，是变换流程开发的重点和难点。
变换反应一般根据原料气的组成来选择催化剂。通常使用的催化剂有耐硫变换催化剂和非耐硫变换催化剂两种。目前用于非耐硫变换的一氧化碳低温变换工艺流程，多采用铁系催化剂，而采用耐硫变换的钴系催化剂，一般都需要较高的水/气比和较高的操作温度。
现有低温耐硫变换工艺及装置通常用于处理CO的体积含量小于45％的原料气，而用于处理CO体积含量大于60％的高CO含量原料气的耐硫变换工艺及生产装置不多。而现有的低温耐硫变换工艺及装置生产能力小，运行欠稳定，变换气通过变换炉的压力损失大，后序工序消耗的压缩功变大，生产成本高。
申请号为200710068401.0的中国发明专利申请公开了《一种与粉煤气化配套的CO变换工艺》，其预变换炉水/干气摩尔比为1.3～1.5。过高的水气比使预变换催化剂操作环境恶化，在实际生产中，预变换催化剂在短期内活性急剧衰退并且板结，系统压降显著增加，催化剂更换频繁，影响装置的长周期稳定运行，并且此变换流程的中压过热蒸汽消耗偏大，增加了企业的生产成本。
再如申请号为200710087573.2的中国发明专利申请所公开的《一种粉煤气化低水/气耐硫变换工艺》为低水气比CO耐硫变换工艺流程，此发明专利申请所公开的第一反应器入口的水/干气摩尔比为0.18～0.20，入口温度为180～220℃。但在变换装置的实 际运行中，发现第一反应器入口的水/干气摩尔比0.18～0.20，入口温度180～220℃仅在变换催化剂使用初期可以维持，在变换催化剂使用中期和后期，第一反应器入口的水/干气摩尔比通常需要达到0.21～0.23，入口温度需要达到225～250℃。也就是说在此专利所要求的第一反应器入口水气比和温度下，在变换催化剂使用的中后期，变换反应并不能稳定的进行；另外此专利对后续的变换炉设置情况及工艺参数均没有体现。
徐邦浩在《化肥工业》第33卷第4期发表了题为“Shell粉煤气化一氧化碳变换工艺选择”的文章，此文章针对柳州化工厂存在的中压过热蒸汽短缺的情况，提出了一种节省蒸汽的低水气比变换流程，此变换流程采用的是甲烷化技术对气体进行最终精制，因此变换系统设置了4台变换炉，2#变换炉出口变换气对1#变换炉的进口气体进行预热，3#变换炉出口变换气副产低压蒸汽，最终变换气出口CO干基体积含量为0.65％，此流程设置在实际运行中存在以下问题：
1、最终变换气出口CO干基体积含量为0.65％有缺陷，对于气体精制采用甲烷化流程来说变换出口CO含量偏高、甲烷化工段氢气消耗较严重，相当于增加了吨氨的有效气消耗；对于气体精制采用液氮洗流程来说此变换出口CO含量又偏低，不能充分发挥液氮洗流程的特点。
2、文中1#变换炉和2#变换炉的出口温度均超过400℃，在低水气比的工况下会发生强放热的甲烷化反应，变换炉会出现严重超温。
3、文中2#变换炉出口变换气对1#变换炉的进口气体进行预热在设计上有缺陷，实际生产中暴露出以下两个问题：
1)2#变换炉入口气体中CO含量较高，变换开车期间运行一般不稳定，所以出口气体的温度也是波动的，此波动会影响到1#变换炉的进口气体温度，而1#变换炉的出口气体温度又会影响2#变换炉的进口气体温度，进一步会引起整个变换系统的波动；
2)使用2#变换炉出口气体加热1#变换炉的进口气体在热量利用上不尽合理，变换反应在1#变换炉、2#变换炉、3#变换炉反应推动力大，反应速度快，转化率高，需要消耗大量的水和蒸汽，从节省蒸汽的角度出发，变换气在满足进变换炉前的水气比要求的前提下段间加入的工艺冷凝液越多就可以节省更多蒸汽，但为了维持各个变换炉的进口变换气温度，又不能全部使用汽提工艺冷凝液，还需要补入部分中压过热蒸汽，文中2#变换炉出口气体的热量加热1#变换炉的进口气体，则2#变换炉出口气体温度随之会降低，相应的2#变换炉出口气体中加入的工艺冷凝液量也减少，在水气比恒定的情况下就需要补入更多的中压过热蒸汽来提温。
4、文中的低水气比变换流程根本出发点是节省蒸汽，也就是说需要尽量将变换反应所放出的热量全部利用，才能达到少用外界提供的中压蒸汽之目的，但文中的流程设置却出现了低压废锅，产生的低品位蒸汽又不能补入变换系统，这在能量利用上是极度 不合理的。
5、文中激冷水使用的是未经汽提净化的变换工艺冷凝液，此冷凝液偏酸性容易造成管道和设备的腐蚀。
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粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其通过有效控制各变换炉入口的水/干气比、变换炉入口温度和变换炉结构来达到延长催化剂使用寿命、降低蒸汽消耗的目的。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
①将粗煤气送入预变换炉，控制粗煤气进入预变换炉的入口温度为190～250℃、水/干气摩尔比为0.21～0.23；经预变换炉变换后得到预变混合气；
②将预变混合气送入第一变换炉继续进行变换反应，控制预变混合气进入第一变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；经第一变换炉变换后得到一变混合气；
③将一变混合气送入第二变换炉，控制一变混合气进入第二变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；经第二变换炉变换后得到二变混合气；
④将二变混合气送入第三变换炉，控制二变混合气进入第三变换炉的入口温度为200～240℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5，经第三变换炉变换后得到CO干基体积含量低于1.5％的混合气。
上述方案中，控制进入各变换炉内混合气的水气比以及温度的方法有多种，较好的，所述粗煤气首先送入气液分离器分离出液体，然后送入换热器换热并根据配比要求配入中压过热蒸汽后一起送入第一激冷减温增湿器，与从第一激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第一激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入预变换炉；
所述的预变混合气在送入所述第一变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后一起进入第二激冷减温增湿器，与从第二激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第二激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起进入所述的第一变换炉；
所述的一变混合气在送入所述第二变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后进入第三激冷减温增湿器，与从第三激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第三激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入所述的第二变换炉；
所述的二变混合气在送入所述的第三变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后进入第 四激冷减温增湿器，与从第四激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第四激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入所述的第三变换炉；
所述的第一、第二、第三和第四激冷减温增湿器的结构相同，均包括壳体和喷嘴，壳体的两端设有混合气入口和混合气出口，所述喷嘴设置在壳体的内腔内并连接外部的冷凝液管道。
所述的壳体可以呈管状，所述喷嘴设置且固定在壳体内壁的上顶面。该结构有利于气液的流动和混合。
为了进一步优化降低蒸汽的消耗并延长催化剂的使用寿命长，作为上述方案的进一步改进，所述的预变换炉、所述第一变换炉、所述第二变换炉和所述第三变换炉的混合气入口设置在各变换炉的顶部，各变换炉内设有与气体入口相连通的入口气体分布器，所述的入口气体分布器位于各变换炉的上部；各变换炉的气体出口均设置在各变换炉的底部；各变换炉炉腔的中下部设有一端口封闭的中心集气管，所述中心集气管的另一端口连接气体出口，并且中心集气管的管壁上间隔设有多个气孔；催化剂装填在各变换炉炉腔的上部和中心集气管的周围。
较好的，所述的预变换炉、所述第一变换炉、所述第二变换炉和所述第三变换炉的底部装填有对所述催化剂起支撑作用的耐火球。
一、与现有的高水气比CO变换工艺相比较，本发明的优点在于：
1、预变换过程中主要使用粗煤气自带的水蒸汽进行变换反应，不补入或少量补入中压过热蒸汽和汽提工艺冷凝液，预变换炉出口的高温气体可在进入第一变换炉前使用汽提工艺冷凝液淬冷增湿降温，减少了中压蒸汽用量，降低了能耗。
2、后续的变换过程中可使用来自管网的中压过热蒸汽而非变换工段自产的中压过热蒸汽，管网蒸汽参数波动小，因此变换单元运行更加稳定。
3、进入预变换炉的混合气水气比低，混合气的露点温度低，预变催化剂湿基运行空速也降低，可以避免高水气变换流程预变催化剂极易出现的泡水板结问题，因此预变催化剂的使用寿命更长。
4、所有变换炉内催化剂的运行温度和水气比均低于高水气比工艺，运行环境较温和，因此变换炉内的催化剂使用寿命更长，也起到了节省装置运行费用的效果。
5、所有变换炉均采用轴径向变换炉，系统压降小，节省后续系统的压缩功。
6、可使用常规的耐硫变换催化剂。
7、变换设备少，节省了设备投资。
二、与现有的低水气CO变换工艺相比较，本发明的优点在于：
1、变换炉出口温度均低于400℃，有效避免了甲烷化副反应，变换炉不易发生超温现象。
2、可以使用第二变换炉的出口变换气对第一变换炉的进口气体进行预热，第二变换炉出口变换气温度稳定，可避免整个变换系统的波动，系统运行更稳定。
3、取消了低压废锅，变换反应放热绝大部分用于自身反应，节省了蒸汽。
4、激冷水使用汽提工艺冷凝液，可有效防止管道和设备的腐蚀。
5、所有变换炉均采用轴径向变换炉，系统压降小，节省后续系统的压缩功。
本发明所提供的一种粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，特别适合配套气化工艺热量回收采用废热锅炉流程的气化装置使用。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程示意图；
图2为本发明实施例中激冷减温增湿器的剖视结构示意图；
图3为本发明实施例中各变换炉剖视结构的示意图；
图4为沿图3中A-A线的剖视图。
具体实施方式
以下的附图实施例是结合采用粉煤气化造气且气化工艺热量回收采用废热锅炉流程生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型化肥装置，对本发明作进一步详细描述。
如图2所示，下述各实施例中的第一、第二、第三和第四激冷减温增湿器的结构相同，是一个管状设备，均包括壳体21和雾化喷嘴22，壳体的两端设有混合气入口211和混合气出口212，喷嘴22固定在壳体内壁的上顶面，并且喷嘴22的连接管道221穿过壳体壁连接到工艺冷凝液的输送管道。工艺冷凝液由激冷减温增湿器顶部的连接管道221进入壳体21内，经喷嘴22雾化后喷出，使雾化的工艺冷凝液与变换气进行混合传热传质。
如图3和图4所示，下述各实施例中的预变换炉、第一变换炉、第二变换炉和第三变换炉均为立式设备，包括筒体31、上、下球形封头32、33和裙座34三部分，气体入口321设在上球形封头32的顶部，气体出口331设置在下球形封头33的底部。上球形封头32的内腔中设有气体分布器34，该气体分布器34的气体入口与变换炉的气体入口321相连通，进入变换炉内的气体从上球形封头的顶部进入后，经气体分布器34对气体进行均匀分布，然后再进入催化剂床层。各变换炉炉腔的中下部设有一端口封闭的中心集气管35，中心集气管35的另一端口连接气体出口331，并且中心集气管的周壁上间隔设有供变换后气体进入中心集气管的多个气孔351。催化剂36装填在各变换炉炉腔的上部和中心集气管的周围，并且在各变换炉炉腔的底部装填有耐火球，以 对催化剂进行支撑。
下述各实施例和对比例中，预变换炉、第一变换炉、第二变换炉、第三变换炉均装填国产的QDB-04耐硫低温变换催化剂4，各变换炉内装填的催化剂空速要求如下表：
| 最佳的空速值 | 空速的优选范围 | |
| 预变换炉 | 5500h-1 | 4000～6000h-1 |
| 第一变换炉 | 5700h-1 | 4000～6500h-1 |
| 第二变换炉 | 3000h-1 | 2200～3800h-1 |
| 第三变换炉 | 3000h-1 | 2200～3800h-1 |
实施例1
如图1所示，本实施例的CO变换工艺如下：
①由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸汽的粗煤气温度160℃，压力3.7Mpa，在用管道将粗煤气从气化工段送到变换工段的过程中由于热量损失，粗煤气中的少量水蒸气会被冷凝生成冷凝液，粗煤气和凝液在管道系统内共存会导致管线和设备的腐蚀以及震动，所以粗煤气在进入预变换炉之前需要将其中的凝液分离出来，因此本实施例先将粗煤气送入气液分离器1，液体从气液分离器1的底部出口流出送气化单元。从气液分离器1顶部出来的经过分液后的粗煤气经变换炉进气加热器2换热提温，然后与来自管网的少量中压过热蒸汽混合后进入激冷减温增湿器3，从激冷减温增湿器3顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和粗煤气在激冷减温增湿器3内充分混合，对粗煤气进行激冷增湿降温后送入预变换炉4。控制进入预变换炉4的粗煤气温度约为210℃，水/干气摩尔比为0.21。经预变换炉4变换后得到预变混合气。预变混合气从预变换炉4的底部出口导出，此时其温度约为380℃，CO干基体积含量约为40.0％。
②将预变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器5，从激冷减温增湿器5顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和预变混合气在激冷减温增湿器5内充分混合，对预变混合气进行激冷增湿降温后送入第一变换炉6继续变换，控制进入第一变换炉6的预变混合气入口温度为225℃、水/干气摩尔比为0.45；经第一变换炉6变换后得到一变混合气。该一变混合气从第一变换炉6的底部出口导出，此时其温度约为380℃，CO干基体积含量约为15.0％。
③将一变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器7，从激冷减温增湿器7顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和一变混合气在激冷减温增湿器7内充分混合，对一变混合气进行激冷增湿降温后送入第二变换炉8继续变换，控制进入第二变换炉8的一变混合气入口温度为220℃、水/干气摩尔比为0.45； 经第二变换炉8变换后得到二变混合气。该二变混合气从第二变换炉8的底部出口导出，此时其温度约为290℃，CO干基体积含量约为4.5％。
④将二变混合气送入变换炉进气加热器提升进预变炉的粗煤气温度，出变换炉进气加热器的二变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器9，从激冷减温增湿器9顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和二变混合气在激冷减温增湿器9内充分混合，对粗煤气进行激冷增湿降温后送入第三变换炉10继续变换，控制进入第三变换炉10的混合气入口温度为210℃、水/干气摩尔比为0.40；经第三变换炉10变换后得到三变混合气。该三变混合气从第三变换炉10的底部出口导出，此时其温度约为235℃，CO干基体积含量约为1.1％。
⑤将三变混合气送下游。
实施例2
如图1所示，本实施例的CO变换工艺如下：
①由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸汽的粗煤气温度160℃，压力3.7Mpa，在用管道将粗煤气从气化工段送到变换工段的过程中由于热量损失，粗煤气中的少量水蒸气会被冷凝生成冷凝液，粗煤气和凝液在管道系统内共存会导致管线和设备的腐蚀以及震动，所以粗煤气在进入预变换炉之前需要将其中的凝液分离出来，因此本实施例先将粗煤气送入气液分离器1，液体从气液分离器1的底部出口流出送气化单元。从气液分离器1顶部出来的经过分液后的粗煤气经变换炉进气加热器2换热提温，然后与来自管网的少量中压过热蒸汽混合后进入激冷减温增湿器3，从激冷减温增湿器3顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和粗煤气在激冷减温增湿器3内充分混合，对粗煤气进行激冷增湿降温后送入预变换炉4。控制进入预变换炉4的粗煤气温度约为230℃，水/干气摩尔比为0.225。经预变换炉4变换后得到预变混合气。预变混合气从预变换炉4的底部出口导出，此时其温度约为390℃，CO干基体积含量约为40.0％。
②将预变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器5，从激冷减温增湿器5顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和预变混合气在激冷减温增湿器5内充分混合，对预变混合气进行激冷增湿降温后送入第一变换炉6继续变换，控制进入第一变换炉6的预变混合气入口温度为235℃、水/干气摩尔比为0.47；经第一变换炉6变换后得到一变混合气。该一变混合气从第一变换炉6的底部出口导出，此时其温度约为390℃，CO干基体积含量约为15.0％。
③将一变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器7，从激冷减温增湿器7顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和一变混合气在激冷减温增湿器7内充分混合，对一变混合气进行激冷增湿降温后送入第二变换炉8继续 变换，控制进入第二变换炉8的一变混合气入口温度为230℃、水/干气摩尔比为0.47；经第二变换炉8变换后得到二变混合气。该二变混合气从第二变换炉8的底部出口导出，此时其温度约为295℃，CO干基体积含量约为5.0％。
④将二变混合气送入变换炉进气加热器提升进预变炉的粗煤气温度，出变换炉进气加热器的二变混合气与来自管网的中压过热蒸汽混合增湿，然后进入激冷减温增湿器9，从激冷减温增湿器9顶部喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液和二变混合气在激冷减温增湿器9内充分混合，对粗煤气进行激冷增湿降温后送入第三变换炉10继续变换，控制进入第三变换炉10的混合气入口温度为225℃、水/干气摩尔比为0.45；经第三变换炉10变换后得到三变混合气。该三变混合气从第三变换炉10的底部出口导出，此时其温度约为250℃，CO干基体积含量约为1.25％。
⑤将三变混合气送下游。
对比例
对于采用粉煤气化造气且热量回收采用废热锅炉流程生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型化肥装置，进入变换工段的有效气(H2+CO)大约为85000Nm3/h，在此基准下对高水气比变换工艺和低水气比全低温激冷变换工艺主要参数进行对比见表1。
表1
对于采用粉煤气化造气且热量回收采用废热锅炉流程生产30万吨/年合成氨52万 吨/年尿素的典型的化肥装置，进入变换工段的有效气(H2+CO)大约为85000Nm3/h，在此基准下对低水气比变换工艺和低水气比全低温激冷变换工艺主要参数进行对比见表2。
表2
Claims (5)
1.一种粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
①将粗煤气送入预变换炉，控制粗煤气进入预变换炉的入口温度为190～250℃、水/干气摩尔比为0.21～0.23；经预变换炉变换后得到预变混合气；
②将预变混合气送入第一变换炉继续进行变换反应，控制预变混合气进入第一变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；经第一变换炉变换后得到一变混合气；
③将一变混合气送入第二变换炉，控制一变混合气进入第二变换炉的入口温度为200～250℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5；经第二变换炉变换后得到二变混合气；
④将二变混合气送入第三变换炉，控制二变混合气进入第三变换炉的入口温度为200～240℃、水/干气摩尔比为0.4～0.5，经第三变换炉变换后得到CO干基体积含量低于1.2％的混合气。
2.根据权利要求1所述的粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其特征在于所述粗煤气首先送入气液分离器分离出液体，然后送入换热器换热并根据配比要求配入中压过热蒸汽后一起送入第一激冷减温增湿器，与从第一激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第一激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入预变换炉；
所述的预变混合气在送入所述第一变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后一起进入第二激冷减温增湿器，与从第二激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第二激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起进入所述的第一变换炉；
所述的一变混合气在送入所述第二变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后进入第三激冷减温增湿器，与从第三激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第三激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入所述的第二变换炉；
所述的二变混合气在送入所述的第三变换炉之前先与中压过热蒸汽混合后进入第四激冷减温增湿器，与从第四激冷减温增湿器的喷嘴喷出的雾化良好的汽提工艺冷凝液在第四激冷减温增湿器内充分混合降温，然后一起送入所述的第三变换炉；
所述的第一、第二、第三和第四激冷减温增湿器的结构相同，均包括壳体和喷嘴，壳体的两端设有混合气入口和混合气出口，所述喷嘴设置在壳体的內腔内并连接外部的冷凝液管道。
3.根据权利要求2所述的粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其特征在于所述的壳体呈管状，所述喷嘴设置在壳体内壁的上顶面。
4.根据权利要求1至3任一权利要求所述的预变换炉、所述第一变换炉、所述第二变换炉和所述第三变换炉的混合气入口设置在各变换炉的顶部，各变换炉内设有与气体入口相连通的入口气体分布器，所述的入口气体分布器位于各变换炉的上部；各变换炉的气体出口均设置在各变换炉的底部；各变换炉炉腔的中下部设有一端口封闭的中心集气管，所述中心集气管的另一端口连接气体出口，并且中心集气管的管壁上间隔设有多个气孔；催化剂装填在各变换炉炉腔的上部和中心集气管的周围。
5.根据权利要求4所述的粉煤气化低水气比全低温激冷CO耐硫变换工艺，其特征在于所述的预变换炉、所述第一变换炉、所述第二变换炉和所述第三变换炉的底部装填有对所述催化剂起支撑作用的耐火球。
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