CN110550602B - 一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，本发明的适用范围广泛，一氧化碳干基体积含量为30～90％，水/绝干气体积比为0.1～1.6的原料，本发明工艺流程短，设备数量少，控制简单，投资和运行费用低；通过设置带有控制阀的可控半等温饱和蒸汽发生系统，可以迅速、有效调节变换气温度，不仅对产汽压力无影响，而且解决了高一氧化碳含量原料气变换反应易超温、控温难的问题，最大限度的提高了副产饱和蒸汽的等级，减少了利用价值较低的低压饱和蒸汽产量；可以高压饱和蒸汽进行过热，无需再设置外部过热炉或与其他装置热联合，降低了投资和操作难度；对于催化剂末期需提温的工况，只需适当调节控制阀开度即可，便于操作。

Description

一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺

技术领域

本发明涉及一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺。

背景技术

一氧化碳变换装置在新型煤化工装置中具有极其重要的地位，它是将上游气化装置来的粗合成气，在催化剂的作用下，根据下游产品对氢碳比的要求，全部或部分反应生成氢气。不同产品要求对变换工艺流程的设置有较大的影响。对于生产氢气、合成氨的装置，通常需要将一氧化碳尽可能全部转化为氢气；对于生产羰基合成气的装置，例如合成甲醇、乙二醇、合成油、天然气等，变换反应深度较浅，需根据产品要求调整合成气中一氧化碳和氢气的比例。新型连续加压煤气化技术主要分为水煤浆气化技术(例如GE、多喷嘴、多元料浆等)，粉煤气化技术(壳牌、东方炉、航天炉、GSP等)。粉煤气化产出的粗合成气浓度通常高出水煤浆气化10％～20％，尤其是激冷型粉煤气化产出的粗合成气不仅一氧化碳浓度高，而且水气比较高，为0.7～1.0，变换反应推动力大，极易引起变换炉的超温，给变换反应的流程设置带来一定的难度。

目前对于高浓度一氧化碳制羰基合成气的配套变换工艺，通常有以下几种方法：传统的高水气比、催化剂动力学控制、低水气比等绝热工艺，以及近些年发展迅速的等温变换工艺。高水气比变换工艺即在变换装置入口一次性加入大量的蒸汽，使水气比增加到1.6以上甚至更高，以避免第一变换炉的超温，但随着投入蒸汽量增加，造成能量的巨大浪费，而且多添加的蒸汽在下游低品位热量回收阶段还要以凝液的方式分离出来，增加了设备投资和操作费用；对于高水气比工艺，变换催化剂的寿命也较短，通常为1～2年，催化剂对煤质硫含量要求也较高，若粗合成气中硫化氢的含量较低，易引起催化剂的反硫化。申请号为CN201110132692.1的《煤制甲醇净化装置中控制CO/H2摩尔比的方法》在高水气比工艺上进行了改进，采用分股变换的方法，将粗合成气分为两股，将其中一股加蒸汽至高水气比进行深度变换反应，靠过量的蒸汽和催化剂装量控制避免第一变换炉超温，出口变换气经热回收后再与未反应的另一股粗合成气混合进入第二变换炉反应至所需氢碳比。该方法能较好的控制变换炉的温度，但对于生产羰基合成气的变换工艺来说，上游粗合成气中自身所含的饱和水已经能满足反应的需求，再补充的蒸汽最终还是要以凝液的方式分离出系统，还是存在一定的能量浪费；且分股变换的路线较为复杂，水气比要随时根据CO浓度进行调整，控制上也存在一定难度。因此，在高水气比工艺上进行的流程改进还是存在一定的局限性。

催化剂动力学控制即通过减少第一变换炉催化剂装填量，无需补加蒸汽，通过使变换反应远未达到反应平衡的方法来控制床层的温度在可控范围，后续的变换反应则根据反应深度的要求逐步补充锅炉水，基本不需要添加蒸汽。但该方法同样存在一定的局限性，由于高一氧化碳含量和高水气比的双重作用，反应的推动力较大，平衡温距大，催化剂的用量必须精确计算。如果催化剂装填量超出范围，则会造成反应深度加大而导致超温；对于开车负荷较低的阶段，粗合成气量往往只有正常量的一半甚至更低，对于同样催化剂装填量，则极易引起超温。申请号为CN201020561656.8的中国实用新型专利《一种用于高浓度CO原料气进行变换反应的反应器》在催化剂动力学控制方法的基础上进行了改进，提供了一种变换炉的分层装填分段进气专利技术。通过原料分股，一部分进入变换炉进行反应，一部分走旁路作为激冷气，与反应后的变换气混合，从而降低床层温度。由于影响反应温度的因素较多，分股的比例、催化剂的装填量、原料气负荷、水气比波动都会造成反应温度的变动，因此该方法的控制系统设计较为复杂。

低水气比生产羰基合成气是一种较为先进的工艺，通过在进入变换装置处设置低压废锅，可以将粗合成气中带来的水分离出一部分，使水气比降低至0.2左右，从而在负荷不变的情况下，第一变换炉的变换反应推动力大大降低，起到控制变换超温的目的，同时可副产高等级蒸汽。但由于低水气比工艺存在甲烷化副反应的风险，因此催化剂的制造工艺较为复杂。

以上几种为传统的用于高浓度一氧化碳制羰基合成气的方法，随着变换技术的发展，又开发了以等温变换炉为主体的等温变换工艺技术，即通过设置埋藏在变换炉催化剂床层内的水管将变换反应放出的热量导出，在任何操作条件下，尤其是开车、低负荷运行下，水循环系统可保持变换炉温度稳定，同时副产高等级的饱和蒸汽。对于高浓度一氧化碳变换反应来说，采用等温变换反应工艺较好的解决了变换反应超温的问题，从而使流程得到简化，取消了预变炉、激冷线等用于控制超温的措施，控制系统简单，系统可靠性好；对于生产羰基合成气的变换装置来说，无需外加蒸汽，设备投资和运行成本也较传统工艺低很多，是未来变换工艺重点发展的方向之一。例如，申请号为CN201410662794.8的《一种可控移热反应器》、申请号为CN201520522410.2的《去除粗煤气中CO等温变换系统》提出的轴向式等温反应器及其配套工艺；申请号为CN200910056717.7的《换热器内置冷壁式变换反应器及变换反应器与下游换热设备的直连结构》、申请号为CN201510107191.6的《高浓度一氧化碳等温变换工艺及其系统》提出的轴向式等温反应器及其配套工艺。

但目前应用的等温变换技术，包括高浓度一氧化碳制甲醇等温工艺，均存在以下问题：①等温变换炉汽包副产的蒸汽为饱和蒸汽，无法生产更高品质的过热蒸汽。变换装置为蒸汽富余装置，通常多余的蒸汽要通过蒸汽管网供全厂其他用户使用，而饱和蒸汽温度降低易产生凝液，无法进入管网。传统绝热变换炉出口温度较高，通常在400℃以上，可以为饱和蒸汽进行过热，而等温变换炉由于反应热大部分被水循环系统带走，出口温度只有300℃左右，无法提供过热源，只能通过单独设置加热炉或与其他装置进行热联合，增加了工艺的复杂性与设备投资。②等温变换炉温度难以调节。由于上游负荷变动、水气比波动、催化剂末期提温等因素的影响，变换炉出口温度需要经常调节。由于汽包和换热管之间为水循环为自然循环，即利用水的静压头和换热管内两相流的密度差产生的推动力形成的水汽循环，因此在移除反应热的控制上具有一定难度。申请号为CN201610194370.2的发明专利《一种等温反应器催化剂床层温度调节装置》提出了通过在饱和蒸汽出口管线上增设调节阀，控制汽包产汽压力以控制催化剂床层温度的方法，但该调节方法受蒸汽管网压力波动的影响较大，必须先通过改变汽包压力才能调节饱和水的温度，具有一定的滞后性。

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，提供一种能迅速有效调节变换气温度、提高副产饱和蒸汽的等级、减少利用价值较低的低压饱和蒸汽产量、降低投资和操作难度的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺。

本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：包括以下步骤

来自上游的原料气首先进入1#气液分离器，将原料气中饱和水分离后，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气先进入低压蒸汽发生器副产低压饱和蒸汽，再进入2#气液分离器；

气液分离器分离出原料气温度降低后析出的饱和水，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气进入原料气加热器，将原料气的温度加热至催化剂起活温度点之上，原料气加热器出口的原料气根据其中杂质含量，经过脱毒槽将其中的杂质和易引起催化剂中毒的组分进行脱除，净化后的原料气进入可控半等温反应器进行变换反应，同时副产压力等级较高的高压饱和蒸汽；

可控半等温反应器出口的变换气依次经过高压蒸汽过热器、高压蒸汽发生器、余热换热器，将变换气进行多次分级取热利用，其中高压蒸汽过热器是将高压蒸汽发生器和可控半等温反应器产出的饱和高压蒸汽进行过热后送出，余热换热器用于加热至少包括脱盐水、锅炉水、低压饱和蒸汽需要温度等级较低的介质。

在上述方案中，根据变换气反应深度的要求，可选地在余热换热器之后设置一段绝热反应器，该一段绝热反应器包括普通轴径向或轴向变换反应器，再次经过变换反应的变换气达到氢碳比要求后，送去下游低品位热量回收装置，从而完成对变换气进一步进行余热利用、降温、洗涤等操作，以提高一氧化碳变换率，满足羰基合成气氢碳比要求。

为了更充分的利用能源，所述原料气加热器的另外一侧热源为变换气富余热量或其他装置引进的热量。

作为优选，所述的可控半等温反应器包括反应器壳体A，该反应器壳体A成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体A中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管A15，所述中心管A15的外周沿径向向外延伸依次设有等温反应区A7、绝热反应区A6、原料气进气环隙A8，等温反应区A7用于变换气的等温反应，绝热反应区A6用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙A8用于对进反应器的原料气进行均匀分布；所述等温反应区A7的下端连接有锅炉水集液封头A10，所述等温反应区A7的上端连接有蒸汽集气封头A14，所述锅炉水集液封头A10通过锅炉水下降总管与汽包A2相连接，所述蒸汽集气封头A14通过蒸汽上升总管与汽包A2相连接；所述绝热反应区A6中装填有变换催化剂，所述等温反应区A7设有自下而上连通的若干根列管A9，所述列管A9内通有锅炉水用于将反应热量及时导出，同时副产高等级的饱和蒸汽，所述列管A9之间装填有变换催化剂，催化剂从位于反应器下封头处的催化剂卸料管A16处卸出。

优选地，所述锅炉水下降总管包括相互并联的锅炉水下降总管A4、锅炉水下降总管A5，所述蒸汽上升总管包括相互并联的蒸汽上升总管A11、蒸汽上升总管A12，且所述锅炉水下降总管A4对应蒸汽上升总管A11布置，所述锅炉水下降总管A5对应蒸汽上升总管A12布置，所述锅炉水集液封头A10、蒸汽集气封头A14与相应的锅炉水下降总管A4、蒸汽上升总管A11及汽包A2共同构成一个饱和蒸汽发生系统；所述锅炉水下降总管A5上设有控制阀A3，锅炉水下降总管A5、控制阀A3和与其相连接的列管A9、蒸汽集气封头A14、蒸汽上升总管A12共同构成一个可控温饱和蒸汽发生系统。通过调节控制阀的压降来控制系统内的水气自然循环比，从而达到控制等温反应区内变换气温度的目的。

优选地，所述的锅炉水下降管控制阀后与汽包锅炉水进口管之间，可设置旁路连接，通过将外界锅炉水在变换炉与汽包之间的强制循环，提高传热量，控制变换炉的温度，作为变换系统在开车期间或低负荷运行期间自然循环方式取热不足的补充措施。

作为上述方案的替换，所述等温反应区A7、绝热反应区A6的位置相反。该结构是为了适应不同的气化技术和变换工艺流程，最终达到可控半等温反应器出口变换气既不超温，也能过热自产的饱和蒸汽的目的。

优选地，所述的可控半等温反应器包括反应器壳体C，该反应器壳体C成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体C中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管C14，所述中心管C14的外周沿径向向外延伸依次设有绝热反应区C4、等温反应区C3、原料气进气环隙C13，等温反应区C3中设置有多条竖向延伸的列管C15及套置在该列管C15外的套管C5，用于变换气的等温反应，绝热反应区C4用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙C13用于对进反应器的原料气进行均匀分布，所述等温反应区C3的顶部设置有与套管C5相连通的蒸汽集气室C12，锅炉水从上封头处进入等温反应区C3的套管C5中，套管C5中产生的高压饱和蒸汽从套管C5与等温区列管C15间的缝隙产出，进入位于上封头蒸汽集气室C12内，再通过蒸汽上升管C1进入汽包C9。

优选地，所述来自上游的原料气中一氧化碳干基体积含量30～90％，水/绝干气体积比为0.1～1.6，压力范围为1.0～9.0MPaG。

优选地，所述低压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力范围为0.1～2.5MPaG；所述高压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力范围为2.5～8.0MPaG。

优选地，所述的原料气加热器为一个或多个换热器串联或并联组合，其粗合成气出口温度为150～350℃；所述的余热换热器为一个或多个换热器串联或并联组合，余热换热器一侧为冷流体，余热换热器另一侧热流体为变换气，出口温度为50～400℃。

与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明的适用范围广泛，可适用于煤化工羰基合成(包括甲醇合成、合成油、合成天然气等)配套一氧化碳变换技术流程，一氧化碳干基体积含量为30～90％，水/绝干气体积比为0.1～1.6的原料，本发明工艺流程短，设备数量少，控制简单，投资和运行费用低；通过设置带有控制阀的可控半等温饱和蒸汽发生系统，可以迅速、有效调节变换气温度，不仅对产汽压力无影响，而且解决了高一氧化碳含量原料气变换反应易超温、控温难的问题，最大限度的提高了副产饱和蒸汽的等级，减少了利用价值较低的低压饱和蒸汽产量；可以高压饱和蒸汽进行过热，无需再设置外部过热炉或与其他装置热联合，降低了投资和操作难度；对于催化剂末期需提温的工况，只需适当调节控制阀开度即可，便于操作。

附图说明

图1为本发明实施例1的部分工艺流程图；

图2为本发明实施例1的完整工艺流程图；

图3为图1中可控半等温反应器的结构示意图；

图4为本发明实施例2中可控半等温反应器的结构示意图；

图5为本发明实施例3中可控半等温反应器的结构示意图；

图6为本发明实施例4中可控半等温反应器的结构示意图。

具体实施方式

以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。

如图1所示，本实施例用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺的设备包括：1#气液分离器1、低压蒸汽发生器2、2#气液分离器3、原料气加热器4、脱毒槽5、可控半等温反应器6、高压蒸汽过热器7、高压蒸汽发生器8、余热换热器9、绝热反应器10。

上述1#气液分离器1的侧部具有原料气入口，1#气液分离器1的底部具有供工艺凝液输出的出口，1#气液分离器1的顶部具有供物料进入低压蒸汽发生器2的输出口，低压蒸汽发生器2的输出端与2#气液分离器3侧部的物料进口相连接，2#气液分离器3的底部具有供工艺凝液输出的出口，2#气液分离器3的顶部具有供物料输出的输出口，该输出口与原料气加热器4的输入口相连接，原料气加热器4的输出口与脱毒槽5顶部的输入口相连接，脱毒槽5底部的输出口与可控半等温反应器6底部的输入口相连接，可控半等温反应器6底部的输出口依次连接高压蒸汽过热器7、高压蒸汽发生器8、余热换热器9、绝热反应器10。

其中，如图3所示，可控半等温反应器6包括反应器壳体A，该反应器壳体A成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体A中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管A15，所述中心管A15的外周沿径向向外延伸依次设有等温反应区A7、绝热反应区A6、原料气进气环隙A8，等温反应区A7用于变换气的等温反应，绝热反应区A6用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙A8用于对进反应器的原料气进行均匀分布；所述等温反应区A7的下端连接有锅炉水集液封头A10，所述等温反应区A7的上端连接有蒸汽集气封头A14，所述锅炉水集液封头A10通过锅炉水下降总管与汽包A2相连接，所述蒸汽集气封头A14通过蒸汽上升总管与汽包A2相连接；所述绝热反应区A6中装填有变换催化剂，所述等温反应区A7设有自下而上连通的若干根列管A9，所述列管A9内通有锅炉水用于将反应热量及时导出，同时副产高等级的饱和蒸汽，所述列管A9之间装填有变换催化剂，催化剂从位于反应器下封头处的催化剂卸料管A16处卸出。

锅炉水下降总管包括相互并联的锅炉水下降总管A4、锅炉水下降总管A5，所述蒸汽上升总管包括相互并联的蒸汽上升总管A11、蒸汽上升总管A12，且所述锅炉水下降总管A4对应蒸汽上升总管A11布置，所述锅炉水下降总管A5对应蒸汽上升总管A12布置，所述锅炉水集液封头A10、蒸汽集气封头A14与相应的锅炉水下降总管A4、蒸汽上升总管A11及汽包A2共同构成一个饱和蒸汽发生系统；所述锅炉水下降总管A5上设有控制阀A3，锅炉水下降总管A5、控制阀A3和与其相连接的列管A9、蒸汽集气封头A14、蒸汽上升总管A12共同构成一个可控温饱和蒸汽发生系统。通过调节控制阀的压降来控制系统内的水气自然循环比，从而达到间接控制等温反应区内变换气温度的目的。

锅炉水下降管控制阀A3后与汽包锅炉水进口管之间，可设置旁路连接，通过将外界锅炉水在变换炉与汽包之间的强制循环，提高传热量，控制变换炉的温度，作为变换系统在开车期间或低负荷运行期间自然循环方式取热不足的补充措施。

如图2所示，本实施例用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺包括以下步骤：

来自某激冷流程粉煤气化装置的粗合成气，温度206℃，压力3.84MPaG，一氧化碳干基含量70％，水气比0.93，首先进入1#气液分离器1，分离粗合成气中夹带的水分，然后经过1#低压蒸汽发生器2，副产0.4MPaG的饱和蒸汽后，温度降至182℃，再进入2#气液分离器3分离水分；

1#气液分离器1和2#气液分离器3分离出的工艺凝液送至气化单元处理；

2#气液分离器3顶部出口的粗合成气进入原料气加热器4与轴径向变换炉10出口的变换气换热至210℃，再经过一脱毒槽5，进入可控等温变换炉6，同时副产3.2MPaG高压饱和蒸汽；

可控半等温变换炉6出口的变换气温度为400℃，依次进过高压蒸汽过热器7、高压蒸汽发生器8、锅炉水预热器9，利用变换气富余的热量分别将来自高压蒸汽发生器8和汽包产的高压饱和蒸汽过热至385℃以及预热锅炉水，变换气温度降至210℃，再进入轴径向变换炉10，出口变换气温度为260℃，再依次经过低压蒸汽过热器101，低压蒸汽发生器102，利用变换气的热量副产0.4MPaG低压饱和蒸汽，并与来自1#低压蒸汽发生器的饱和蒸汽一起过热后，送蒸汽管网；

冷却后的变换气送下游低品位热量回收系统。

其中，原料气经过可控半等温变换炉6时，原料气从原料气进料口A13进入反应器，在反应器上封头内经均匀分布后，从原料气进气环隙A8进入位于壳体内部绝热反应区A6，原料气进行变换反应后，温度升高，再进入等温反应区A7。由于列管A9内水的移热作用，变换气虽然进行了变换反应，但温度保持恒定或有少量升高，控制了整个变换反应不超温。变换气最后经过中心管A15，从变换气出口A17出反应器。外界来的锅炉水通过汽包A2与反应器本体之间的管线形成一个自然循环系统，蒸汽和锅炉水的密度差作为推动力，当汽包产出饱和蒸汽压力一定，即可以控制变换反应不超温。由于变换反应在末期催化剂活性较低，通常需要通过提高原料气进气温度来保证反应的变换率，而普通的等温反应器由于循环水量和移热水管数量一定，移出热量也为定值，因此会造成反应器出口的变换气温度较低，对后系统造成影响。可控等温反应器在其中一路或多路锅炉水下降总管A5上设置控制阀A3，通过控制阀门的压降来控制所述系统内的水气自然循环比，从而达到直接控制反应器出口变换气温度的目的。

实施例2：

本实施例与实施例1的区别仅在于：如图4所示，等温反应区B7、绝热反应区B6的位置相反。该结构是为了适应不同的气化技术和变换工艺流程，最终达到可控半等温反应器出口变换气既不超温，也能过热自产的饱和蒸汽的目的。

实施例3：

本实施例与实施例1的区别在于：如图5所示，本实施例的可控半等温反应器6包括反应器壳体C，该反应器壳体C成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体C中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管C14，所述中心管C14的外周沿径向向外延伸依次设有绝热反应区C4、等温反应区C3、原料气进气环隙C13，等温反应区C3中设置有多条竖向延伸的列管C15及套置在该列管C15外的套管C5，用于变换气的等温反应，绝热反应区C4用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙C13用于对进反应器的原料气进行均匀分布，所述等温反应区C3的顶部设置有与套管C5相连通的蒸汽集气室C12，锅炉水从上封头处进入等温反应区C3的套管C5中，套管C5中产生的高压饱和蒸汽从套管C5与等温区列管C15间的缝隙产出，进入位于上封头蒸汽集气室C12内，再通过蒸汽上升管C1进入汽包C9。

本实施例的其它结构及原理均与实施例1相同，在此不做赘述。

实施例4：

本实施例与实施例3的区别仅在于：如图6所示，蒸汽集气室D12和锅炉水集液封头D2的设计结构略有差别。

Claims (9)

1.一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：包括以下步骤

来自上游的原料气首先进入1#气液分离器，将原料气中饱和水分离后，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气先进入低压蒸汽发生器副产低压饱和蒸汽，再进入2#气液分离器；

2#气液分离器分离出原料气温度降低后析出的饱和水，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气进入原料气加热器，将原料气的温度加热至催化剂起活温度点之上，原料气加热器出口的原料气根据其中杂质含量，经过脱毒槽将其中的杂质和易引起催化剂中毒的组分进行脱除，净化后的原料气进入可控半等温反应器进行变换反应，同时副产压力等级较高的高压饱和蒸汽；

可控半等温反应器出口的变换气依次经过高压蒸汽过热器、高压蒸汽发生器、余热换热器，将变换气进行多次分级取热利用，其中高压蒸汽过热器是将高压蒸汽发生器和可控半等温反应器产出的饱和高压蒸汽进行过热后送出，余热换热器用于加热至少包括脱盐水、锅炉水、低压饱和蒸汽需要温度等级较低的介质；

所述的可控半等温反应器包括反应器壳体A，该反应器壳体A成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体A中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管A15，所述中心管A15的外周沿径向向外延伸依次设有等温反应区A7、绝热反应区A6、原料气进气环隙A8，等温反应区A7用于变换气的等温反应，绝热反应区A6用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙A8用于对进反应器的原料气进行均匀分布；所述等温反应区A7的下端连接有锅炉水集液封头A10，所述等温反应区A7的上端连接有蒸汽集气封头A14，所述锅炉水集液封头A10通过锅炉水下降总管与汽包A2相连接，所述蒸汽集气封头A14通过蒸汽上升总管与汽包A2相连接；所述绝热反应区A6中装填有变换催化剂，所述等温反应区A7设有自下而上连通的若干根列管A9，所述列管A9内通有锅炉水用于将反应热量及时导出，同时副产高等级的饱和蒸汽，所述列管A9之间装填有变换催化剂，催化剂从位于反应器下封头处的催化剂卸料管A16处卸出。

2.根据权利要求1所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：根据变换气反应深度的要求，可选地在余热换热器之后设置一段绝热反应器，该一段绝热反应器包括普通轴径向或轴向变换反应器，再次经过变换反应的变换气达到氢碳比要求后，送去下游低品位热量回收装置，从而完成对变换气进一步进行余热利用、降温、洗涤等操作。

3.根据权利要求1所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述原料气加热器的另外一侧热源为变换气富余热量或其他装置引进的热量。

4.根据权利要求1或2或3所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述锅炉水下降总管包括相互并联的锅炉水下降总管A4、锅炉水下降总管A5，所述蒸汽上升总管包括相互并联的蒸汽上升总管A11、蒸汽上升总管A12，且所述锅炉水下降总管A4对应蒸汽上升总管A11布置，所述锅炉水下降总管A5对应蒸汽上升总管A12布置，所述锅炉水集液封头A10、蒸汽集气封头A14与相应的锅炉水下降总管A4、蒸汽上升总管A11及汽包A2共同构成一个饱和蒸汽发生系统；所述锅炉水下降总管A5上设有控制阀A3，锅炉水下降总管A5、控制阀A3和与其相连接的列管A9、蒸汽集气封头A14、蒸汽上升总管A12共同构成一个可控温饱和蒸汽发生系统。

5.根据权利要求1或2或3所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述等温反应区A7、绝热反应区A6的位置相反。

6.根据权利要求1或2或3所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述来自上游的原料气中一氧化碳干基体积含量30~90%，水/绝干气体积比为0.1~1.6，压力范围为1.0~9.0MPaG。

7.根据权利要求1或2或3所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述低压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力范围为0.1~2.5MPaG；所述高压蒸汽发生器副产饱和蒸汽压力范围为2.5~8.0MPaG。

8.根据权利要求2或3所述的用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：所述的原料气加热器为一个或多个换热器串联或并联组合，其粗合成气出口温度为150~350℃；所述的余热换热器为一个或多个换热器串联或并联组合，余热换热器一侧为冷流体，余热换热器另一侧热流体为变换气，出口温度为50~400℃。

9.一种用于羰基合成的高浓度一氧化碳可控半等温变换工艺，其特征在于：包括以下步骤

来自上游的原料气首先进入1#气液分离器，将原料气中饱和水分离后，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气先进入低压蒸汽发生器副产低压饱和蒸汽，再进入2#气液分离器；

2#气液分离器分离出原料气温度降低后析出的饱和水，底部工艺凝液送至其他装置进一步处理，顶部出口原料气进入原料气加热器，将原料气的温度加热至催化剂起活温度点之上，原料气加热器出口的原料气根据其中杂质含量，经过脱毒槽将其中的杂质和易引起催化剂中毒的组分进行脱除，净化后的原料气进入可控半等温反应器进行变换反应，同时副产压力等级较高的高压饱和蒸汽；

可控半等温反应器出口的变换气依次经过高压蒸汽过热器、高压蒸汽发生器、余热换热器，将变换气进行多次分级取热利用，其中高压蒸汽过热器是将高压蒸汽发生器和可控半等温反应器产出的饱和高压蒸汽进行过热后送出，余热换热器用于加热至少包括脱盐水、锅炉水、低压饱和蒸汽需要温度等级较低的介质；

所述的可控半等温反应器包括反应器壳体C，该反应器壳体C成形为竖向延伸的筒状，所述反应器壳体C中沿中心轴线设有用于收集和引导反应后的变换气出反应器的中心管C14，所述中心管C14的外周沿径向向外延伸依次设有绝热反应区C4、等温反应区C3、原料气进气环隙C13，等温反应区C3中设置有多条竖向延伸的列管C15及套置在该列管C15外的套管C5，用于变换气的等温反应，绝热反应区C4用于变换气的绝热反应，原料气进气环隙C13用于对进反应器的原料气进行均匀分布，所述等温反应区C3的顶部设置有与套管C5相连通的蒸汽集气室C12，锅炉水从上封头处进入等温反应区C3的套管C5中，套管C5中产生的高压饱和蒸汽从套管C5与等温区列管C15间的缝隙产出，进入位于上封头蒸汽集气室C12内，再通过蒸汽上升管C1进入汽包C9。

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