CN111115574B - 一种联产合成气及氢气的co变换工艺及等温变换炉 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种联产合成气及氢气的CO变换工艺及等温变换炉，包括下述步骤：来自水煤浆气化装置的粗煤气分为两股，一股作为非变换气，另一股回收热量、分离出冷凝液、换热后分为两股；第一股进入绝热变换炉进行变换反应，出绝热变换炉的合成气回收热量后与非变换气混合送去下游；第二股进入等温变换炉进行中温变换反应和低温变换反应，副产中压饱和蒸汽和低压饱和蒸汽；中压饱和蒸汽与出绝热反应炉的合成气换热，得到中压过热蒸汽；低压饱和蒸汽与冷凝液换热得到低压过热蒸汽；等温变换炉出口得到的粗氢气回收热量后送去下游。

Description

一种联产合成气及氢气的CO变换工艺及等温变换炉
技术领域
本发明涉及到CO变换工艺，具体指一种联产合成气及氢气的CO变换工艺及等温变换炉。
背景技术
我国是一个缺油少气富煤的国家，资源特定决定了我国的能源化工原料来源必须以煤为主。煤炭气化是对煤炭进行化学加工的一个重要方法，是实现煤炭洁净利用的关键。煤气化技术是煤基化工的核心技术和龙头技术。其中以水煤浆为原料的气化技术是其中一个重要分支，主要有多喷嘴对置式水煤浆气化技术，GE气化技术等。该类气化技术的特点是生产的粗煤气中一氧化碳干基含量为38v％～50v％，水/干气摩尔比为1.1～1.7。
一氧化碳变换工序是现代煤化工技术中不可或缺的一环，承担着承上启下的作用。 CO变换的目的是调整合成气中H2和CO浓度，提供满足工艺要求的合成气。煤化工项目下游产品不同，所需合成气的组分不同，对应的CO变换反应深度及变换工艺也不同。
目前配套水煤浆气化的CO变换制合成气或氢气工艺流程设计多采用“多段绝热反应+间接热能回收”的方式设置流程，该工艺存在易超温、流程长、设备多、投资大、能耗高、系统压降大、催化剂寿命短等一系列问题。
近年来开发的等温变换制氢工艺中，无论是绝热变换串等温变换工艺、还是等温变换串绝热变换工艺、或是双等温变换炉串联工艺，都是单一的生产合成气或是氢气，不能联产合成气及氢气。
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联产合成气及氢气的 CO变换工艺。
本发明所要解决的另一个技术问题是针对现有技术的现状提供一种适配联产合成气及氢气的CO变换工艺所使用的等温变换炉。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
来自水煤浆气化装置的粗煤气分为两股，一股作为非变换气，另一股作为变换气；
所述变换气回收热量、分离出冷凝液后与来自中压蒸汽过热器的合成气换热至230℃～270℃，脱除杂质后分为两股；
其中第一股变换气进入绝热变换炉进行变换反应，出绝热变换炉的合成气先过热来自第一汽包的中压饱和蒸汽，再与所述变换气换热至230℃～280℃后，与所述非变换气混合，得到氢碳比为2.0～2.6，温度为220℃～260℃的粗合成气；所述粗合成气回收热量后送去下游；
第二股变换气依次进入等温变换炉第一反应腔和第二反应腔内进行中温变换反应和低温变换反应；来自第一汽包的锅炉水进入第一反应腔取走反应热，副产中压饱和蒸汽；来自第二汽包的锅炉水进入第二反应腔取走反应热，副产低压饱和蒸汽；
中压饱和蒸汽与出绝热反应炉的合成气换热，得到中压过热蒸汽；低压饱和蒸汽与所述冷凝液换热得到低压过热蒸汽；
所述等温变换炉出口得到的粗氢气回收热量后送去下游。
较好的，所述粗煤气水气比1.1～1.7、220℃～250℃、3.5～8.0MPaG，所述非变换气占所述粗煤气总量的15～30v％，所述变换气占粗煤气总量的70～85v％。
优选所述变换气进入低压蒸汽发生器回收热量，副产0.4～1.0MPaG的低压饱和蒸汽后，与来自第二汽包的低压饱和蒸汽并流后进入低压蒸汽过热器，与来自进料分离器分离出的冷凝液换热；低压饱和蒸汽被过热至190℃～240℃送去下游；变换气分离出冷凝液后与低压饱和蒸汽换热至200℃～220℃。
优选所述第一股变换气占所述变换气总量25～40v％；所述第二股变换气占所述变换气总量的60～75v％。
较好的，出所述绝热变换炉的合成气温度为400℃～450℃，进入中压蒸汽过热器将3.0～6.0MPaG的中压饱和蒸汽过热至350℃～420℃，合成气温度温度降为320℃～ 380℃；然后与所述变换气换热至230℃～280℃；
所述粗合成气进入中压锅炉水预热器，将100℃～110℃中压锅炉水加热至200℃～ 245℃后送入第一汽包，温度降为210℃～240℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。
出所述等温变换炉的粗氢气温度为190℃～230℃，CO干基含量降为0.3～0.5v％，进入低压锅炉水预热器，将100～110℃低压锅炉水加热至130～170℃后送入所述第二汽包；所述粗氢气温度降为90℃～210℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。
为便于适配下游装置不同的需求，可以在用于输送所述粗氢气的粗氢气管线与用于输送所述粗合成气的粗合成气管线之间设有用于调节外送粗合成气氢碳比的连接管线，所述连接管线上设有自动控制阀。
优选控制所述外送粗合成气的氢碳比为2.0～3.0。
适配上述各联产合成气及氢气的CO变换工艺的等温变换炉，其特征在于包括炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；其特征在于：
各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置。
优选所述第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；更好的，第一汽包副产中压饱和蒸汽，第二汽包副产低压饱和蒸汽；
所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；
所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口。
作为上述方案的进一步改进，所述催化剂框包括可以内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；
所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内。
优选所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。
上述各方案中反应腔内所装填的催化剂可以是一种，例如宽温催化剂；优选所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。
较好的，所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4～0.6；
所述换热面积为埋设在催化剂床层内换热管的外表面积。所述第一组换热管的换热面积为各第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管外表面积之和。
所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
更好的，所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内的换热面积占所述总换热面积的0.06～0.2，以保证进入第二反应腔内的反应气的温度在230℃左右。
所述内筒和所述外筒的横截面与所对应炉体部分的横截面结构相同。
与现有技术相比，本发明能将低温CO变换和中温CO变换反应集成在一个反应炉内，原料气先经过催化剂外框进行中温变换反应，变换反应热通过中压锅炉水移热副产4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，中温变换后的反应气经低压锅炉水降温后进入催化剂内框进行低温变换反应，将其CO干基含量降至0.4％以下(V％，干基)，低温变换反应热通过低压锅炉水移热副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽。该系统流程短、设备少、投资低、系统压降小。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1)本工艺的双汽包等温变换炉，同时具有中温变换炉和低温变换炉的功能，只需要设置一台等温变化炉，就能将CO浓度降低到0.4％以下(V％，干基)。
2)利用绝热变换炉出口高温变换气预热粗煤气换热方式进行，通过旁路阀调节粗煤气的预热温度，操作灵活。
3)通过设置非变换气副线及用于调节合成气氢碳比的粗氢气跨线，可同时生产合成气及氢气。
4)本发明独创的等温变换炉，将低温CO变换和中温CO变换反应集成在一个反应炉内，原料气先经过催化剂外框进行中温变换反应，变换反应热通过中压锅炉水移热副产4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，中温变换后的反应气经低压锅炉水降温后进入催化剂内框进行低温变换反应，将其CO干基含量降至0.4％以下(V％，干基)，低温变换反应热通过低压锅炉水移热副产0.45MPa(G)的低压饱和蒸汽。该系统流程短、设备少、投资低、系统压降小。
5)本工艺能同时副产中压过热蒸汽和低压过热蒸汽。
附图说明
图1为本发明实施例的工艺流程图。
图2为本发明实施例中等温变换炉的纵向剖视图；
图3为本发明实施例中等温变换炉与两个汽包的连接关系示意图；
图4为沿图2中A-A线的剖视图；
图5为图3的局部放大图。
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，来自水煤浆气化装置的摩尔水气比为1.67、温度246℃、压力6.3MPaG的粗煤气1分为两股，其中一股约22v％的粗煤气作为非变换气3；另一股约78v％的粗煤气作为变换气2。
变换气2进入低压蒸汽发生器4回收热量，被冷却降温到235℃后进入进料分离器6进行气液分离，分离出冷凝液，同时副产0.45MPaG的低压饱和蒸汽，低压蒸汽发生器4并联有第一温度调节副线5，通过调节副线5阀门开度，控制进入进料分离器6的粗煤气温度，达到调节粗煤气水气比的目的，进而控制变换反应深度。
进料分离器6分离出的235℃的工艺冷凝液进入低压蒸汽过热器18过热来自低压蒸汽发生器4和第二汽包14送来的低压蒸汽，温度降至214℃后送出界区。
分离出冷凝液后的变换气进入粗煤气预热器7被来自中压蒸汽过热器12的合成气加热到260℃后进入脱毒槽8，经脱毒槽8脱除粉尘等杂质后分为两股。
其中占变换气总量28v％的第一股变换气9进入绝热变换炉11进行变换反应，出绝热变换炉11的合成气温度为410℃，进入中压蒸汽过热器12，将4.0MPaG的中压饱和蒸汽过热至400℃，变换气温度降为350℃；然后进入粗煤气预热器7与变换气换热，温度降为260℃，然后与非变换气3混合，得到氢碳比(H2/CO)为2.3，温度为250℃的粗合成气。
粗合成气进入中压锅炉水预热器17，将104℃中压锅炉水加热至235℃，锅炉水进入第一汽包13；粗合成气温度降为230℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。
占变换气总量72v％的第二股变换气10进入等温变换炉15，依次流经等温变换炉的第一反应腔和第二反应腔，进行中温变换和低温变换两次变换反应。
本实施例中等温变换炉的结构如图2至图5所示。包括：
炉体1’，为常规结构，包括上封头11’、下封头12’和连接在上封头11’和下封头12’之间的筒体13’。上封头11’上设有人孔14’，人孔14’上扣盖有人孔盖，原料气入口35 设在人孔盖上。
催化剂框，用于装填催化剂，设置在筒体13’内，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔。本实施例中的催化剂框包括内筒21和外筒22。
催化剂框的安装结构可根据需要选用现有技术中的任一种。本实施例中催化剂框的上、下端不封闭，催化剂框内催化剂床层的上、下两端均装填耐火球，外筒通过筒体固定，内筒通过两侧的换热管及下侧第一管箱51和第二管箱61支撑。
内筒21套设于外筒22内并与所述外筒22之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道2a；所述合成气收集管道3’套设在所述内筒21内。
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔2b和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔2c。
内筒21和外筒22的侧壁上均设有通孔(图中未示出)，通孔不仅作为原料气和合成气的流经通道，而且起到气体分布器的作用，使原料气均匀进入第一反应腔内，一次合成气均匀进入第二反应腔内。
本实施例中，筒体、内筒和所述外筒以及合成气收集管道的横截面结构相同，为同心布置的同心圆型结构。
本实施例在第一反应腔和第二反应腔内填充了不同的窄温型催化剂。在第一反应腔内填充了钴钼系中温耐硫变换催化剂，在第二反应腔内填充了钴钼系低温耐硫变换催化剂。针对各自的反应特点填充不同类型的催化剂，有利于充分利用在特定温度区间内的变换催化剂反应活性，反应速率高，CO转化率高。该方式为优选方式。
第一反应腔和第二反应腔内也可以填充相同的宽温型催化剂，宽温型催化剂因需要同时兼顾中温变换和低温变换活性，因此其变换反应速率及CO转化率相对上述窄温型催化剂低。同时宽温型催化剂为兼顾中温和低温催化活性，以牺牲催化剂使用寿命为代价。使用宽温型催化剂可以不设置内筒。
合成气收集管道3’，用于收集二次合成气，并将二次合成气通过合成气输送管道33送出炉体1’，设置在催化剂框内腔的中部位置，由多段筒体31依次可拆卸连接而成，本实施例中相邻筒体31通过法兰34相连接；各筒体31的侧壁上设有多个供合成气从催化剂床层进入到合成气收集管道3’内的进气孔(图中未示出)；筒体31的内侧壁上沿轴向方向依次间隔设有多个脚梯32。端盖可拆卸连接在合成气收集管道3’的上端口上，端盖拆开后与上封头内腔以及人孔14’相连通，供检修人员进入到合成气收集管道3’中；合成气收集管3’的下端口连接合成气输送管道33。
换热管，有多根，平行于炉体1’的轴线竖向穿设在催化剂床层内，包括由多根第一换热管41组成的第一组换热管以及由多根第二换热管42组成的第二组换热管。各第一换热管41和各第二换热管42在反应腔内的同心圆周线上间隔均匀的排布。
为便于区别，在图4中各第二换热管42以实心圆表示，各第一换热管41以空心圆表示。
其中，各第一换热管41布置在第一反应腔内且靠近外筒。各所述第一换热管的入口通过第一管箱51连接第一冷却水管道52，第一冷却水管道52连接第一汽包13的冷却水出口；各所述第一换热管41的出口通过第一蒸汽收集装置53连接第一蒸汽管道54，第一蒸汽管道54连接第一汽包13的蒸汽入口。第一反应腔通过中压锅炉水移热副产 4.0Mpa(G)的中压饱和蒸汽，饱和温度约为252℃。
各第二换热管42分为两部分，第一部分布置在第二反应腔内，第二部分布置在第一反应腔内并靠近内筒21设置。本实施例在第一反应腔内布置有2层第二换热管42，优选1～5层。各第二换热管42的入口通过第二管箱61连接第二冷却水管道62，第二冷却水管道62连接第二汽包14的冷却水出口；各第二换热管42的出口通过第二蒸汽收集装置63连接第二蒸汽管道64，第二蒸汽管道64连接第二汽包14的蒸汽入口。第二反应腔通过低压锅炉水移热副产0.45Mpa(G)的低压饱和蒸汽，饱和蒸汽温度为 155±1℃。
本实施例中，第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.48；第二组换热管的第二部分的换热面积占总换热面积的0.07，第二组换热管设置在第二反应腔内的第一部分的换热面积占总换热面积的0.45。
第一组换热管的换热面积为各第一换热管在催化剂床层内的外表面积之和；第二组换热管的换热面积为各第二换热管在催化剂床层内的外表面积之和；总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
为了较好的衔接第一反应腔内的一次合成气进入第二反应腔的初始温度度，在第一反应腔内设置了部分降温用的换热管，即第二组换热管的第二部分，通过较低温度的锅炉水(约155℃的低压锅炉水)与高温一次合成气进行强换热，将变换气降低10～40℃，使其在进入第二反应腔内的温度在230℃左右，以符合低温变换反应要求。
第一管箱51和第二管箱61可以为环管结构，两个管箱还可以是上、下叠合布置的箱体结构，两个管箱还可以是管板形式。
第一蒸汽收集装置53和第二蒸汽收集装置63可以是环管，也可以是管箱。
第一蒸汽管道54和第二蒸汽管道64上均分别设有第一膨胀节55和第二膨胀节65，用于吸收热应力。
第二股变换气通过原料气入口35进入反应器上封头的空腔内，沿原料气通道下行，经由外筒上的各通孔均匀进入第一反应腔的催化剂床层，进行中温CO变换反应，形成一次反应气，反应温度为240～280℃。第一汽包内的中压冷却水通过自然循环方式从第一冷却水管道进入各第一换热管41，取走第一反应腔内的催化剂床层的反应热，生成的汽水混合物通过第一蒸汽收集装置、第一蒸汽管道返回第一汽包进行汽液分离，副产 4.0Mpa(G)中压饱和蒸汽。中压饱和蒸汽通过中压饱和蒸汽管道56送至下游；通过中压锅炉给水管道57向第一汽包内补入中压锅炉水。
一次反应气径向流动，流经第一反应腔内的第二换热管时，先与这部分第二换热管内的低压冷却水换热，一次反应气的温度逐步降至230℃，适合低温CO变换进料温度要求，经由内筒上的各通孔进入第二反应腔内的催化剂床层，进行低温CO变换反应，形成二次反应气，二次反应气进入合成气收集管道，在合成气收集管道出口即等温变换炉出口得到氢气含量为54％(V％，干基)、温度为220℃的粗氢气，CO含量由40％(V％，干基)降为0.4％(V％，干基)以下。
第二汽包内的低压冷却水通过自然循环方式从第二冷却水管道、第二管箱进入各第二换热管，取走第二反应腔内催化剂床层的反应热，生成的汽水混合物通过第二蒸汽收集装置、第二蒸汽管道返回第二汽包进行汽液分离，副产0.45Mpa(G)低压饱和蒸汽，低压饱和蒸汽通过低压饱和蒸汽管道66送至下游，通过低压锅炉给水管道67向第二汽包补入低压锅炉水。
变换气在同一个变换炉中先后经过中温变换反应和低温变换反应，CO含量降至0.4％(V％，干基)以下。
等温变换炉15出口温度为220℃的粗氢气进入低压锅炉水预热器19，将104℃低压锅炉水加热至135℃后送入第二汽包14，粗氢气温度降为208℃，进一步冷却分液后送下游净化装置。粗氢气管线与粗合成气管线之间设置跨线16，用于调节合成气氢碳比为2.0。
第一汽包13和第二汽包14的锅炉水通过自然循环方式进入等温变换炉15，将变换反应热带走，分别副产4.0MPaG的中压饱和蒸汽及0.45MPaG的低压饱和蒸汽。 4.0MPaG中压饱和蒸汽经第一汽包13分液后送至中压蒸汽过热器12过热到400℃，过热后的中压蒸汽送下游用户。0.45MPaG低压饱和蒸汽经第二汽包14分液后与低压蒸汽发生器4副产蒸汽混合送至低压蒸汽过热器18过热到200℃，过热后的低压蒸汽送下游用户。

Claims (10)

1.一种联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤：
来自水煤浆气化装置的粗煤气分为两股，一股作为非变换气，另一股作为变换气；
所述变换气回收热量、分离出冷凝液后与来自中压蒸汽过热器的合成气换热至230℃～270℃，脱除杂质后分为两股；
其中第一股变换气进入绝热变换炉进行变换反应，出绝热变换炉的合成气先过热来自第一汽包的中压饱和蒸汽，再与所述变换气换热至230℃～280℃后，与所述非变换气混合，得到氢碳比为2.0～2.6，温度为220℃～260℃的粗合成气；所述粗合成气回收热量后送去下游；
第二股变换气依次进入等温变换炉第一反应腔和第二反应腔内进行中温变换反应和低温变换反应；来自第一汽包的锅炉水进入第一反应腔取走反应热，副产中压饱和蒸汽；来自第二汽包的锅炉水进入第二反应腔取走反应热，副产低压饱和蒸汽；
中压饱和蒸汽与出绝热反应炉的合成气换热，得到中压过热蒸汽；低压饱和蒸汽与所述冷凝液换热得到低压过热蒸汽；
所述等温变换炉出口得到的粗氢气回收热量后送去下游；
所述粗煤气水气比1.1～1.7、220℃～250℃、3.5～8.0MPaG，所述非变换气占所述粗煤气总量的15～30v％，所述变换气占粗煤气总量的70～85v％；
所述变换气进入低压蒸汽发生器回收热量，副产0.4～1.0MPaG的低压饱和蒸汽后，与来自第二汽包的低压饱和蒸汽并流后进入低压蒸汽过热器，与来自进料分离器分离出的冷凝液换热；低压饱和蒸汽被过热至190℃～240℃送去下游；变换气分离出冷凝液后与低压饱和蒸汽换热至200℃～220℃；
所述第一股变换气占所述变换气总量25～40v％；所述第二股变换气占所述变换气总量的60～75v％；
出所述绝热变换炉的合成气温度为400℃～450℃，进入中压蒸汽过热器将3.0～6.0MPaG的中压饱和蒸汽过热至350℃～420℃，合成气温度温度降为320℃～380℃；然后与所述变换气换热至230℃～280℃；
所述粗合成气进入中压锅炉水预热器，将100℃～110℃中压锅炉水加热至200℃～245℃后送入第一汽包，温度降为210℃～240℃，进一步冷却分液后送下游净化装置；
出所述等温变换炉的粗氢气温度为190℃～230℃，CO干基含量降为0.3～0.5v％(V％，干基)，进入低压锅炉水预热器，将100～110℃低压锅炉水加热至130～170℃后送入所述第二汽包；所述粗氢气温度降为90℃～210℃，进一步冷却分液后送下游净化装置；
用于输送所述粗氢气的粗氢气管线与用于输送所述粗合成气的粗合成气管线之间设有用于调节外送粗合成气氢碳比的连接跨线，所述连接跨线上设有自动控制阀；
控制所述外送粗合成气的氢碳比为2.0～3.0。
2.根据权利要求1所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所使用的等温变换炉包括：
炉体、设置在所述炉体内的催化剂框以及设置在所述催化剂框内的多根换热管，所述催化剂框内还设有合成气收集管道，所述催化剂框与所述合成气收集管道之间的空腔形成反应腔；所述催化剂框与所述炉体之间的间隙形成原料气进气通道；
各所述换热管分为两组，包括连接第一冷媒源的第一组换热管和连接第二冷媒源的第二组换热管，所述第一组换热管靠近所述催化剂框布置，所述第二组换热管靠近所述合成气收集管道布置。
3.根据权利要求2所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第一冷媒源为第一汽包，所述第二冷媒源为第二汽包；
所述第一组换热管中的各第一换热管的入口连接第一汽包的冷却水出口，各所述第一换热管的出口连接所述第一汽包的蒸汽入口；
所述第二组换热管中的各第二换热管的入口连接所述第二汽包的冷却水出口，各所述第二换热管的出口连接所述第二汽包的蒸汽入口。
4.根据权利要求3所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述催化剂框包括内筒和外筒，所述内筒套设于所述外筒内并与所述外筒之间具有间隙，所述外筒与所述炉体的侧壁之间的间隙构成原料气通道；所述合成气收集管道设置在所述内筒内；
所述反应腔被所述内筒分隔为位于所述外筒与所述内筒之间的第一反应腔和位于所述内筒与所述合成气收集管道之间的第二反应腔；
所述第一组换热管布置在所述第一反应腔内，至少部分所述第二组换热管布置在所述第一反应腔内。
5.根据权利要求4所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第二组换热管的第一部分布置在所述第二反应腔内，第二部分布置在所述第一反应腔内并位于所述第一组换热管的内侧且靠近所述内筒。
6.根据权利要求5所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第一反应腔内装填有第一催化剂，所述第二反应腔内装填有第二催化剂。
7.根据权利要求6所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第一催化剂和第二催化剂为不同的催化剂。
8.根据权利要求2至7任一项所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第一组换热管的换热面积占总换热面积的0.4～0.6；
所述第一组换热管的换热面积为各所述第一换热管外表面积之和；所述第二组换热管的换热面积为各所述第二换热管的外表面积之和；
所述总换热面积为第一组换热管的换热面积与第二组换热管的换热面积之和。
9.根据权利要求8所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述第二组换热管的第二部分在第一反应腔内换热面积占所述总换热面积的0.06～0.2。
10.权利要求9所述的联产合成气及氢气的CO变换工艺，其特征在于所述内筒和所述外筒的横截面与所对应炉体部分的横截面结构相同。
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