CN102887480A - 一种等温变换串绝热变换的co变换工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及到一种等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：粗煤气进行气液分离、换热、脱毒后分成两股，占体积总量20％～40％的第一股进入等温变换炉内进行等温变换，出等温变换炉的变换气与剩余的第二股粗煤气混合得到一变混合气；调节一变混合气温度为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85后送入第一绝热变换炉进行绝热变换反应得到二变混合气，二变混合气温度降至230℃～240℃，水/干气摩尔比为0.35～0.40后进入第二绝热变换炉继续进行变换反应。与现有技术相比较，本发明取消了预变炉，使用等温变换炉首先对部分高浓度CO进行变换，等温变换炉操作温度温和且不会出现超温问题，催化剂使用寿命长，操作费用低，变换单元运行稳定。

Description

一种等温变换串绝热变换的CO变换工艺

技术领域

本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种等温变换串绝热变换的CO变换工艺。

背景技术

近年来受石油资源日趋紧张影响，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。

气流床煤气化技术产生的粗煤气普遍具有CO含量高的特点，一般CO干基体积含量可达到60％以上。目前国内在高浓度CO变换流程设计中普遍采用绝热变换炉，鉴于CO变换反应是强放热过程，现有的变换工艺流程组织均采用多段变换炉进行反应，段间移走反应热量。因此，导致现有的高浓度CO变换技术工艺流程长、热量损失多、变换炉易超温、催化剂寿命短以及能耗高等一系列问题。

为了克服传统绝热变换工艺在高浓度CO变换过程中出现的技术难题，近年来国内工程公司对等温变换和绝热变换两种工艺技术进行了集成创新，开发出了绝热变换串等温变换新流程，省去了部分换热器以及热能回收设备，简化了工艺流程。但绝热变换串等温变换工艺流程，由于高浓度的CO气体首先通过绝热变换炉，所以仍然没有解决高浓度CO绝热变换时出现的绝热变换炉超温、催化剂失活快等问题，仍然无法实现高浓度CO变换装置的长周期稳定运行。

如申请号为200910056342.4的中国发明专利申请所公开的《分流式等温耐硫变换工艺及其设备》，但此等温耐硫变换工艺将从气化工序来的粗合成气直接送入第一变换炉，粗合成气中所含有的灰分和重金属等杂质很容易附着在变换催化剂表面导致催化剂失去活性，致使催化剂更换频繁，推高变换工序操作费用，同时变换工序也不能实现长周期稳定运行。并且，该工艺使用绝热反应器对高浓度CO进行第一次变换，极易出现绝热炉内超温问题，造成绝热反应器内的催化剂失活快，更换频繁，严重影响变换单元长周期稳定运行，同时增加了操作费用。为了抑制绝热变换炉超温，该工艺中绝热变换炉入口水/干气摩尔比高达2.0，过高的水气比会造成催化剂板结和反硫化，缩短变换催化剂的使用寿命。

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能够有效解决绝热变换炉超温从而有效延长变换催化剂使用寿命的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，以达到缩短高浓度CO变换技术工艺流程、降低能耗的目的。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

首先对上游气化工序送来的粗煤气进行气液分离，分离出液相的粗煤气进入粗煤气换热器与二变混合气换热至250℃～255℃，水/干气摩尔比为0.85～0.95，然后进入脱毒槽内脱除粗煤气中的杂质，脱毒后的粗煤气分成两股，占体积总量20％～40％的第一股进入等温变换炉内进行等温变换，控制等温变换炉内催化剂的空速为1000～3000，等温变换炉第温升为10℃～20℃；出等温变换炉的变换气温度为250℃～270℃，CO干基体积含量为2％～3％，然后与剩余的第二股粗煤气混合得到一变混合气。

所述等温变换炉内换热管束的入口通过循环水泵连接汽包的中压锅炉给水出口，由汽包向等温变换炉提供冷却水用于移走反应热，维持等温变换炉内温度恒定；所述中压锅炉给水吸收热量变成中压饱和蒸汽从等温变换炉内换热管束的出口排出返回汽包内进行气液分离。

从汽包顶部排出的中压饱和蒸汽全部混入所述的一变混合气中用于对一变混合气进行增湿，随后向所述的一变混合气内混入中压过热蒸汽后进入气液混合器进行充分混合，调节一变混合气温度为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85；如果所述的一变混合气的温度和湿度有轻微偏差，可向气液混合气中补入少量的中压锅炉给水，对进入第一绝热变换炉的一变混合气温度和湿度进行微调，使一变混合气的温度调节为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85；然后送入第一绝热变换炉进行绝热变换反应得到二变混合气，控制第一绝热变换炉内催化剂空速为1000～3000；出第一绝热变换炉的二变混合气体温度为420℃～430℃，CO干基体积含量为6％～7％，水/干气摩尔比为0.35～0.40。

出第一绝热变换炉的二变混合气进入蒸汽过热器与从中压废锅所送来的中压蒸汽换热后进入中压废锅与中压锅炉给水换热产生蒸汽，出中压废锅的二变混合气温度降至230℃～240℃，水/干气摩尔比为0.35～0.40。进入第二绝热变换炉继续进行变换反应，控制第二绝热变换内催化剂空速为1000～3000，出第二绝热变换炉的三变混合气温度为270℃～275℃，CO干基体积含量约为1％～1.5％；三变混合气进入锅炉给水换热器预热由界区送来的温度为130℃，压力5.0Mpa(G)的中压锅炉给水，将中压锅炉给水预热至230℃后送去中压废锅；三变混合气温度降至215℃～225℃，送至下游。

上述冷却水用量与粗煤气用量摩尔比2～4。

上述工艺中所使用的等温变换炉可以使用现有技术中的任意一种等温变换炉。

较好的，所述的等温变换炉可以包括：

炉体，为封闭壳体，炉体的顶部设有反应气入口和检修人孔，炉体的上部侧壁上设有冷却水出口，炉体底部设有冷却水入口；

换热管束，设置在所述炉体内，由多根相互平行的换热管组成；

气体分布器，设置在所述炉体内，进入炉体内的气体经气体分布器均流后进入催化剂床层；

上管板和下管板，连接在所述气体分布器的上、下两端，其上设有多个管孔，各换热管的两端分别插设在上、下管板上对应的管孔内；

气体收集器，用于收集反应后的合成气，纵向设置在所述炉体中部；

其特征在于：

所述炉体包括可拆卸连接在一起的上段、中段和下段，所述炉体的顶部还设有变换气出口；所述气体收集器的下端连接所述下管板，所述上管板上设有连接孔，所述气体收集器的上端穿过该连接孔可拆卸连接出气管；该出气管的另一端穿过所述的变换气出口并外露于所述炉体；

所述上管板的上方密封连接环形上封头，所述下管板密封连接所述炉体并位于所述中段和所述下段之间。

较好的，上述三段炉体可以通过法兰连接，炉体可以支承在裙座上立式放置。

为了方便催化剂的装填，所述气体分布器可以包括可拆卸连接在一起的多个分段，并且各分段又由两个半圆筒可拆卸连接构成。

进一步，为了保证气体进入催化剂床层时的分布均匀性，各所述分段均可以包括有外筒体和套设在所述外筒体内的内筒体，各所述外筒体可拆卸连接在一起形成外筒，各所述内筒体可拆卸连接在一起形成套设在所述外筒内的内筒，并且所述外筒体和所述内筒体间隔有间隙。内筒体对反应气起到二次分布的作用。

为了减小气体二次分布时的流动阻力，所述内筒上的气孔的密度大于所述外筒的密度，并且所述内筒上的气孔的孔径小于等于3mm。

考虑到生产过程中催化剂的沉降问题，所述气体分布器靠近所述上管板100mm以内的位置不开设气孔，以防止催化剂沉降引起的反应气回流和短路。

为了及时有效地移除反应热，所述的冷却水出口可以有两个，连接所述上封头与两个冷却水出口的出水管也有两根。两个冷却水出口的设计能够加快冷却水的流动，从而快速移除反应热。

考虑到水管的热膨胀和气体收集器的热膨胀，可以在所述出水管上设有膨胀节；所述气体收集器位于所述上封头与所述炉体空腔内的部分上也设有膨胀节。

上管板与炉体的连接方式可以有多种，较好的，可以在所述上管板的侧壁上间隔设有多块定位块，对应地，所述炉体的内侧壁上设有多组定位板，每组定位板包括左、右间隔设置的左定位板和右定位板，各所述定位块位于对应的左、右定位板之间。

所述气体收集管在上下管板之间部分间隔均匀地设有多个气孔，并且所述气体收集管在靠近上管板底面100mm内不开孔，以防止催化剂沉降引起反应气回流和短路。

所述下管板的上表面上设有连接套，所述气体收集器的下端部定位在该连接套内并与所述下管板的上表面间隔有间隙。间隙的设置主要是为了提供热膨胀的尺寸变化空间。

上述等温变换炉整体上采用全径向Π型结构，反应气上进上出，换热管间装填催化剂，管内走冷却水，冷却水吸收变换热，根据反应热移出的强度要求，冷却水循环过程可以是自然循环也可以是强制循环，循环冷却水下游可设置汽包副产蒸汽回收余热。通过控制循环水量来维持变换反应温度的恒定。

一、与现有全流程采用绝热反应器的CO变换工艺相比较，本发明的优点在于：

1、取消了预变炉，彻底解决了预变炉容易出现的超温、催化剂寿命短等技术难题。

2、使用等温变换炉首先对部分高浓度CO进行变换，等温变换炉操作温度温和且不会出现超温问题。因此，催化剂使用寿命长，操作费用低，变换单元运行稳定。

3、变换工序自产的蒸汽全部用于自身的变换反应，省去了部分段间换热器以及热能回收设备，简化了工艺流程，节省了设备投资。

二、与现有分流式等温耐硫变换工艺相比较，本发明的优点在于：

1、预变换炉前设置了脱毒设备，对从气化送来的粗合成气进行过滤，较好的保护了变换催化剂，延长了催化剂的使用寿命，降低了变换工序的操作费用，同时变换工序运行更为稳定。

2、将部分高浓度CO气体首先送入等温变换炉进行变换，充分发挥等温变换炉不会出现超温的工艺特点，确保了整个变换流程不出现超温问题，催化剂使用寿命长，操作费用低，变换单元运行稳定。

3、等温变换炉只对部分高浓度CO气体进行变换，等温变换炉设备规格小，制造容易且投资低，降低了采用等温变换炉本身的技术风险。

4、绝热变换炉和等温变换炉入口水/干气摩尔比均小于1.0，催化剂运行环境较温和，变换催化剂寿命更长。

三、本发明优选方案中的等温变换炉与现有技术中的等温变换炉相比较，冷却水循环阻力小，能够高速循环，从而达到快速移出高浓度CO变换反应热；因此可通过控制循环水量达到控制变换反应温度的目的，冷却水出口可以设置汽包副产蒸汽，回收余热，反应器结构简单，投资少，可控性强。冷却水出口管、气体收集器和炉体均采用法兰连接，使外部炉体可拆卸为上段、中段和下段三部分，使内部反应系统可整体抽出，加上气体分布器的分段拼接设计和可拆式栓接结构为催化剂的快速装卸以及后期设备的检维修提供了便利。充分考虑高温应力工况，在内部反应系统两个循环冷却水出口和气体收集器上端均设置有膨胀节，解决了内部反应系统整体向上的热膨胀；气体收集管底套筒间隙定位，解决了气体收集管向下的局部膨胀，这有利于设备的长周期稳定运行和使用寿命的延长。CO全径向等温变换炉采用全径向结构，流通面积大，床层阻力小，压降小。气体分布器采用内、外筒结构，对反应气二次分布，使气体分布更加均匀，有利于提高转化率，同时，充分考虑催化剂沉降问题，在气体分布器顶部和气体收集管靠近上管板处都预留有100mm不开孔区，可防止催化剂沉降引起的变换气回流、短路。变换炉所采用的全径向Π型结构，反应气上进上出，充分利用了径向反应器分流流道静压沿流体流动方向而升高，集流流道静压沿流动方向降低的特点，有利于变换气在催化剂床层的均匀分布和稳定流动，使反应更加稳定，变换效率高。本发明采用管壳式反应器，催化剂装填换热管间，催化剂床层温度稳定，寿命长，可通过增加气体分布器段数方式增加CO变换气处理量，有利于装置的大型化；且利用径向反应器阻力小的特点可提高空速，增加转化率，提高设备的生产能力。

附图说明

图1为本发明实施例1装配结构的剖视示意图；

图2为本发明图1中位置232的放大图；

图3为本发明实施例1中上管板与炉体内壁之间定位结构的平面示意图；

图4为本发明实施例1中气体分布器结构示意图；

图5为沿图4中A-A向的剖视图；

图6为本发明实施例1中环形封头的平面示意图；

图7为本发明实施例的工艺流程示意图。

具体实施方式

以下的附图实施例是结合采用壳牌粉煤气化造气生产30万吨/年合成氨52万吨/年尿素的典型的化肥装置，对本发明作进一步详细描述。

如图1至图6所示，本实施例中所使用的等温变换炉2的结构描述如下：

炉体21，包括上段215、中段212和下段211，上段215为焊接有直边段的椭圆形封头，上段215与中段212之间、中段212与下段211之间均采用法兰可拆卸连接。上段215的封头顶部设有反应气入口216、变换气出口217和上部检修人孔218，其直边段侧壁上设有两个对称布置的循环冷却水出口214A和214B，下段211底部设有冷却水入口219，炉体1底部坐落在裙座25上，裙座25为该等温变换炉的支撑底座。

在炉体内，有由多根换热管237组成的换热管束,换热管束的中部设有多个用于支撑换热管束的支撑件236。各换热管的两端分别插设在上管板234和下管板231上对应的管孔内形成换热管束，各换热管之间的间隙内装填有催化剂。

上管板234由两个管板234A和234B依靠螺栓239连接组成，234A和234B之间设有垫片2310密封。上管板依靠焊接在上管板234B上的四块定位块2352和焊接在设备筒体上的四组定位板2351配合径向定位，保证轴向位移。每组定位板包括左右间隔设置的左定位板和右定位板，定位块位于对应的左、右定位板之间。上管板234上表面设有环形封头233，上管板的中部设有供气体收集器22穿过的连接孔，环形封头顶部设有两个对称布置并分别与上述循环冷却水出口214A和214B相连通冷却出水管213A和213B，两个出水管竖直部分均设有膨胀节以消除反应炉向上热膨胀所产生的应力，两个出水管的水平管段均为法兰可拆连接，以方便外部炉体和内部系统的可拆分离。下管板231位于中段212和下段211之间，并且相对接的端面之间设有密封垫片，上段212、下管板231和下段211通过螺栓连接在一起。

换热管束外侧由筒状的气体分布器24包裹，气体分布器24由几段相同结构的气体分布器短节螺栓连接组成，每段分布器均包括长度为500mm的内筒体245和外筒体244，且内、外筒体均由两个半圆筒组成，半圆筒端部焊接有两组竖向连接板243，将两个半圆形的筒体栓接在一起形成圆柱形的筒体；各段内筒体连接后形成内筒，各段外筒体连接后形成套设在内筒外的外筒。内筒体245和外筒体244上分别均布有圆形气孔作为反应气通道；内筒作为气体二次分布器，其开孔密度大于外筒且孔径不大于3mm，内筒和外筒的顶部和底部均设有二组半环板241，半环板分割位置与内筒和外筒一致，且与竖向连接板243焊接在一起，半环板241端部设有八个支耳242，用于上下段气体分布器之间的栓接和定位，最上段分布器的上端依靠与上管板234焊接的定位环2311定位，最下段筒体的下端放入下管板231开的环形槽内定位，同时，最上面一段气体分布器的内、外筒距离上管板100mm高度位置之内不开设气孔，以防止催化剂沉降引起反应气短路。气体分布器的分段螺栓可拆连接设计，可以有效提高催化剂的装卸和更换效率。

气体收集器22，其上端穿过上管板234上的连接孔并通过法兰连接变换气出口217，气体收集器在上管板234的连接孔内环焊密封固定。气体收集器位于上管板234和下管板231之间部分的侧壁上间隔均匀地开有宽度小于3mm的长条形气体收集孔，同样，为防止因催化剂沉降引起的反应气回流、短路，在收集管靠近上管板234下表面以下部分留100mm高度区域不开孔。收集管底部焊接有圆形盖板221，圆形盖板外侧设有焊接在下管板231上的收集管定位套筒222，套筒222与所述盖板221之间留2mm间隙，盖板与下管板231间设有30mm间隙以解决气体收集管22向下的局部热膨胀问题。所述气体收集器与变换气出口连接的管段上设有膨胀节，和循环水出口管段213A、213B上的膨胀节一起，解决了内部系统向上的整体热膨胀问题。

如图7所示，本实施例等温变换串绝热变换的CO变换工艺描述如下：

①由煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗合成气温度206℃，压力3.8Mpa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。从气液分离器1顶部出来的粗煤气进入粗煤气换热器9加热至250℃～255℃，然后进入脱毒槽12脱除粗煤气中的杂质，脱毒后的粗煤气分成两股，第一股30％进1#等温变换炉2进行等温变换，等温变换的反应温度为250℃～270℃，出1#等温变换炉的CO干基含量2％～3％，出1#等温变换炉2的变换气与另外一股70％的没有参加反应的粗煤气混合，称之为一变混合气，此时一变混合气中的CO干基含量降到38％～42％，同时水/干气摩尔比为0.6～0.7。1#等温变换炉2变换所产生的热量用于富产4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽，具体设置为，汽包4内的中压锅炉给水通过锅炉循环水泵3加压进入1#等温变换炉2，用于移走变换所产生的热量，维持1#等温变换炉2的反应温度基本恒定。产生的中压饱和蒸汽返回汽包4进行气液分离，从汽包4出来的中压饱和蒸汽温度约为252℃，该中压饱和蒸汽全部进入一变混合气用于增湿，通过补入中压过热蒸汽和补入气液混合器4的中压锅炉给水对一变混合气进行微调，控制进入2#变换炉6的温度为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85，出2#变换炉6的二变混合气温度420℃～430℃，CO干基体积含量6％～7％，水/干气摩尔比为0.35～0.40。二变混合气进入蒸汽过热器7过热下游中压废锅8所产的中压蒸汽，将中压蒸汽过热至400℃，二变混合气温度降至400℃～410℃，进入中压废锅8产出温度252℃，压力4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，中压饱和蒸汽进入蒸汽过热器7过热。二变混合气温度降至270℃～280℃，进入粗煤气换热器9预热粗煤气。二变混合气温度降至230℃～240℃，进入3#变换炉10继续进行变换反应，出3#变换炉10的三变混合气温度为270℃～275℃，CO干基体积含量约为1％～1.5％。三变混合气进入锅炉给水换热器11预热由界区送来的温度130℃，压力5.0Mpa(G)的中压锅炉给水，将中压锅炉给水预热至230℃。三变混合气温度降至215℃～225℃，送至下游。

对比例

对于配套于相同规模壳牌粉煤气化造气的分流式等温耐硫变换工艺和等温变换串绝热变换工艺主要参数进行对比见表1。

表1

Claims (10)

1.一种等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：

首先对上游气化工序送来的粗煤气进行气液分离，分离出液相的粗煤气进入粗煤气换热器与二变混合气换热至250℃～255℃，水/干气摩尔比为0.85～0.95，然后进入脱毒槽内脱除粗煤气中的杂质，脱毒后的粗煤气分成两股，占体积总量20％～40％的第一股进入等温变换炉内进行等温变换，控制等温变换炉内催化剂的空速为1000～3000，等温变换炉第温升为10℃～20℃；出等温变换炉的变换气温度为250℃～270℃，CO干基体积含量为2％～3％，然后与剩余的第二股粗煤气混合得到一变混合气。

所述等温变换炉内换热管束的入口通过循环水泵连接汽包的中压锅炉给水出口，由汽包向等温变换炉提供冷却水用于移走反应热，维持等温变换炉内温度恒定；所述中压锅炉给水吸收热量变成中压饱和蒸汽从等温变换炉内换热管束的出口排出返回汽包内进行气液分离。

从汽包顶部排出的中压饱和蒸汽全部混入所述的一变混合气中用于对一变混合气进行增湿，随后向所述的一变混合气内混入中压过热蒸汽后进入气液混合器进行充分混合，调节一变混合气温度为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85；如果所述的一变混合气的温度和湿度有轻微偏差，可向气液混合气中补入少量的中压锅炉给水，对进入第一绝热变换炉的一变混合气温度和湿度进行微调，使一变混合气的温度调节为245℃～255℃，水/干气摩尔比为0.75～0.85；然后送入第一绝热变换炉进行绝热变换反应得到二变混合气，控制第一绝热变换炉内催化剂空速为1000～3000；出第一绝热变换炉的二变混合气体温度为420℃～430℃，CO干基体积含量为6％～7％，水/干气摩尔比为0.35～0.40。

出第一绝热变换炉的二变混合气进入蒸汽过热器与从中压废锅所送来的中压蒸汽换热后进入中压废锅与中压锅炉给水换热产生蒸汽，出中压废锅的二变混合气温度降至230℃～240℃，水/干气摩尔比为0.35～0.40。进入第二绝热变换炉继续进行变换反应，控制第二绝热变换内催化剂空速为1000～3000，出第二绝热变换炉的三变混合气温度为270℃～275℃，CO干基体积含量约为1％～1.5％；三变混合气进入锅炉给水换热器预热由界区送来的温度为130℃，压力5.0Mpa(G)的中压锅炉给水，将中压锅炉给水预热至230℃后送去中压废锅；三变混合气温度降至215℃～225℃，送至下游。

上述冷却水用量与粗煤气用量摩尔比2～4。

2.根据权利要求1所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述的等温变换炉包括：

炉体，为封闭壳体，炉体的顶部设有反应气入口和检修人孔，炉体的上部侧壁上设有冷却水出口，炉体底部设有冷却水入口；

换热管束，设置在所述炉体内，由多根相互平行的换热管组成；

气体分布器，设置在所述炉体内，进入炉体内的气体经气体分布器均流后进入催化剂床层；

上管板和下管板，连接在所述气体分布器的上、下两端，其上设有多个管孔，各换热管的两端分别插设在上、下管板上对应的管孔内；

气体收集器，用于收集反应后的合成气，纵向设置在所述炉体中部；

其特征在于：

所述炉体包括可拆卸连接在一起的上段、中段和下段，所述炉体的顶部还设有变换气出口；所述气体收集器的下端连接所述下管板，所述上管板上设有连接孔，所述气体收集器的上端穿过该连接孔可拆卸连接出气管；该出气管的另一端穿过所述的变换气出口并外露于所述炉体；

所述上管板的上方密封连接环形上封头，所述下管板密封连接所述炉体并位于所述中段和所述下段之间。

3.根据权利要求1所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述气体分布器包括可拆卸连接在一起的多个分段，并且各分段又由两个半圆筒可拆卸连接构成。

4.根据权利要求2所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于各所述分段均包括有外筒体和套设在所述外筒体内的内筒体，各所述外筒体可拆卸连接在一起形成外筒，各所述内筒体可拆卸连接在一起形成套设在所述外筒内的内筒，并且所述外筒体和所述内筒体间隔有间隙。

5.根据权利要求3所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述内筒上的气孔的密度大于所述外筒的，并且所述内孔上的气孔的孔径小于等于3mm。

6.根据权利要求5所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述气体分布器靠近所述上管板100mm以内的位置不开设气孔。

7.根据权利要求2至6任一权利要求所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述的冷却水出口有两个，连接所述上封头与两个冷却水出口的出水管也有两根。

8.根据权利要求6所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述出水管上设有膨胀节；所述气体收集器位于所述上封头与所述炉体空腔内的部分上也设有膨胀节。

9.根据权利要求7所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述上管板的侧壁上间隔设有多块定位块，对应地，所述炉体的内侧壁上设有多组定位板，每组定位板包括左、右间隔设置的左定位板和右定位板，各所述定位块位于对应的左、右定位板之间。

10.根据权利要求8所述的等温变换串绝热变换的CO变换工艺，其特征在于所述气体收集管在靠近上管板底面100mm内不开孔；所述下管板的上表面上设有连接套，所述气体收集器的下端部定位在该连接套内并与所述下管板的上表面间隔有间隙。

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