WO2015024287A1

WO2015024287A1 - 一种高co高变换率等温变换反应器及其工艺

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Publication number: WO2015024287A1
Application number: PCT/CN2013/084160
Authority: WO
Inventors: 谢定中
Original assignee: 湖南安淳高新技术有限公司
Priority date: 2013-08-20
Filing date: 2013-09-25
Publication date: 2015-02-26
Also published as: US20160200572A1; CN103435006B; CN103435006A; US9993790B2

Abstract

本发明公开了一种高CO高变换率等温变换反应器及其工艺。所述等温变换反应器包括外壳、内腔、焊有水管的上管板和下管板，底部三通；所述外壳的上下两端均具有封头，所述内腔上部设有水室和汽室；所述内腔中部设有上催化剂床，该内腔下部设有下催化剂床，上催化剂床布有水管，下催化剂床无水管，所述内腔设有中心管，该中心管的上部位于上催化剂床内，该中心管的下部位于下催化剂床内；所述底部三通具有未反应气入口、变换气出口和汽水混合物入口；所述中心管内套装有汽水混合物喷管，所述反应器配置不同CO%未反应气及变换气中不同CO%不同的工艺流程，本发明可以实现低温、高CO、高变换率，且系统阻力小。

Description

一种高 CO高变换率等温变换反应器及其工艺技术领域

本发明涉及合成氨、甲醇合成、制乙二醇、煤制油、煤制天然气、制氢及工业炉废气利用领域，尤其涉及一种高 co 高变换率反应器及工艺流程，涉及工业炉尾气、工业煤气中 CO (最高 85%以上）与水蒸汽反应变成氢，实现高变换率（最高至 98.5%以上）的变换反应器和工艺。

背景技术

煤气、天然气转化气、焦炉气转化气、电石炉尾气、高炉煤气等，这些气体均含有大量的 CO , 例如电石尾气含有 CO为 80 %，煤气中 CO含量为 30%〜 68% (随煤气化方法不同而有异）， CO 可变换为很有用的，其变换的反应式为：

CO+H₂0 (汽） =C0₂+H₂+Q

变换反应为放热可逆反应，必须有催化剂和过量的 0 (水蒸气）按反应式过量，才能使反应向生成方向进行。

催化剂为钴、钼变换催化剂，其活性成分为 MoS。变换催化剂的使用温度范围为 230 °C〜470 °C。

MoS₂+2H₂0=Mo0₂+2H₂S

由反应式可知， CO变换是放热反应，放出的热量会使反应气体升温，催化剂同步在该温度下反应。每反应 1%C0 (湿基），温升 9°C〜10 °C (干基升高 5 °C〜6°C ) ; 煤气中 CO含量越高，而反应后变换气 CO含量越低，即变换 CO越多，温升越高。

例如：煤气中 CO 65% (干基），水气比 R=1.15，变换后 C08.6% (干基），按：

CO + H₂0 = C0₂ + H₂ + Q

65 115 4.3 23.7

计算反应掉一氧化碳△(〇； (65-ACO)/(100+ACO)=0.086 △CO=52

反应后反应热： 9590cal/mol，

放出热： 52 X 9590=498680Kcal/h，

Cp: 9.01kcal/kmol°C，

反应后物料： 215kmol/h，

498680-=215 X 9.01 X At,

△t=257.43

若反应前温度 245°C，则反应后温度为： 257.43+245=502.43 °C ;

此温度高于催化剂使用最高温度，会严重影响催化剂的活性。当未反应气 CO很高，如 45%至 80%, —进入反应器，大量 CO立即反应，温度猛升，特别是未反应气自身带有大量水蒸汽时，更促进了反应，发生所谓飞温现象。如何控制反应过程的温度，使之不超过催化剂允许的最高使用温度，是一打难题； CO 变换的另一个难题是高变换率，变换接近终点，即越接近平衡，推动力越小，变换难度越大。如 CO变换率已达 90%, (变换气 C0降至 1. 5%) 如再多变换 1% (变换气 C0降至 0. 5%) , 需要增加一终端变换炉，其催化量为总量 40%。有些未反应气自身不带水蒸汽，如工业炉气、半水煤气等，最终变换率越高，加入过量蒸汽越多，汽耗越大。

目前解决上述问题的原则办法是：采多炉多段绝热反应。如如图 1 所示，煤气预热到催化剂起始反应温度，补加一定量蒸汽，达到一定气汽比，进行第一次变换反应， C0变换一部分，气体中 C0 降低到一定程度，温度升高（不超过催化剂允许最高温度），将反应气冷却，温度降低（比催化剂允许最低温度稍高，保证蒸汽不冷凝，催化剂活性较高）；进行第二次反应， C0 又降低，温度又升高（同前，不超过催化剂允许最高温度），再冷却（冷却温度如前原则）；再进行第三次变换反应，达到最终需要的 C0含量。

如煤气含 C068. 65%, 水气比 1. 45、温度 211 °C，经水汽分离器 E-1分离出水分，经气气换热器 E-2加热至 296°C，并联进入脱毒槽 E-3、预变炉 E-4和脱毒槽 E-5、预变炉 E-6， CO降至 35%, 温度升至 380°C，经热交换器 E_2、中压蒸发冷凝器 E-7 降温，进入第三个变换炉 E-8反应， CO降至 6. 7%, 温度上升至 434°C经喷水净化器 E-9、中压蒸发冷凝器降温 E-10 , 经冷凝水加热器 E- 11，进入第四个变换炉 E-12反应， CO降至 1%，温升到 260°C，经低压蒸发冷凝器 E-13 , 降温至 185°C再进入第五个变换炉 E-14反应， CO降至 0. 4%，温度上升至 204°C，再经锅炉给水加热器 E-15 , 低压蒸发冷凝器 E-16汽水分离器 E- 17离开界区。上述现有技术存在如下几个问题：

1，含 C068. 65%煤气，变换气用于制氨或制氢，其变换气 CO降至〜 0. 4%变换率要求很高， 99%以上需四段五个变换炉，需变换反应器太多，其间有一个气气换热器， 6个冷却冷凝器，一个喷水降温器；至少需要 17台主要设备，由此设备太多，连接管道太多；占地面积大，投资多，操作难度大；

2，如果未变换气体中 CO高达 70%〜86%，设备更多，连接管道更长，即使用四至五段绝热变换也无法实现变换；

3，总量 85%的 CO在 380°C〜430°C下反应掉，高温使反应催化剂易老化，影响使用寿命，高温反应设备管道受热应力大，材质要求高；

4，大部分催化剂温度达 40CTC，高温反应不利于化学平衡，达到同样变换率需要催化剂多；

5，反应热蒸汽冷凝热用于产生低压（如 0. 6MPa〜2. 5MPa ) 蒸汽，且还有大量冷凝水排出，利用率低；

6，其中 E-9 采用冷水直接向反应热气喷淋汽化降温，带水雾的湿气体可能使催化剂结块或粉化，影响活性，缩短使用寿命。发明内容

针对现有的高 CO 反应器存在的上述不足，本发明旨在提供一种高 CO 高变换率等温变换反应器，该反应器可以实现 CO的高变换率，且系统阻力小。

为了实现上述目的，本发明所采用的技术方案是：

一种高 CO 高变换率等温变换反应器，包括具有内腔的外壳，位于外壳内腔上部的上管板和下管板，位于外壳内腔底部的三通；所述外壳的上下两端均具有封头，该外壳的上封头与所述上管板之间的腔体为水室，上管板与下管板之间的腔体为汽室；其结构特点是，所述水室通过水管与设在外壳上方的汽包连通，该汽包通过管道与所述汽室连通；所述外壳内腔中部设有上催化剂床，该外壳内腔下部设有下催化剂床，所述上催化剂床与壳体内壁之间具有环隙，所述上催化剂床与下催化剂床之间设有支承封头，所述外壳内腔设有中心管，该中心管的上部位于上催化剂床内，该中心管的下部位于下催化剂床内；所述底部三通具有未反应气入口、变换气出口和汽水混合物入口；所述上催化剂床通过环隙与所述未反应气入口连通，所述下催化剂床与所述变换气出口连通；所述中心管内装有汽水混合物喷管，该汽水混合物喷管与所述汽水混合物入口连通。以下为本发明的进一步改进的技术方案：

进一步地，为了对催化剂床进行温度控制，所述上催化剂床内设有多根竖向布置的水汽管。

所述水汽管有两种：双套水汽管， U形水汽管。所述水汽管中的一部分水汽管为双套水汽管，该双套水汽管包括内管和通过支撑套装在内管上的外管；底部封闭的所述外管的底端装有弹性元件，所述内管的底部与所述外管底部连通，该内管的上端伸出所述外管并与所述水室连通，该外管的上端与所述汽室连通。所述水汽管中的一部分水汽管为 U形水汽管，该 U形水汽管的左右两边管不等长，该 U形水汽管的长边管与所述水室连通，该 U形水汽管的短边管与所述汽室连通。

更进一步地，与所述水室连通的水汽管为双套水汽管，该双套水汽管包括内管和通过支承套装在内管上的外管；底部封闭的所述外管的底端装有弹性元件，所述内管的底部与所述外管底部连通。

为了便于实现催化剂的更换，所述上催化剂床顶部设有装料管，该上催化剂床的底部设有上卸料管；所述下催化剂床通过连通环孔与所述上催化剂床连通，该下催化剂床的底部设有下卸料管。

进一步地，所述上催化剂床的装填量占总装填量的 48%-60%；所述下催化剂床的装填量占总装填量的 40%-52%。

作为一种具体的优选实例，所述支撑的外形呈 B 形，所述弹性元件为弹簧。

为了保证气体实现喷射的效果，所述上催化剂床的外壁、下催化床的外壁以及中心管上均设有喇叭状通气小孔。

进一步地，本发明的第二个发明目的是提供了一种利用上述高 CO 高变换率等温变换反应器进行煤气变换的工艺，该工艺包括如下步骤：

1 )、将含体积浓度为 40%〜70%的 CO 的煤气依次经过第一水分离器、热交换器、净化除毒器之后，送入上述高 CO 高变换率等温变换反应器的未变换气入口；其中，煤气进入净化除毒器的温度为 230°C〜240°C，煤气进入等温变换反应器的温度为 255°C〜265°C ;

2 )、未变换气在等温变换反应器内反应，上催化剂床和下催化剂床内的温度为 260°C〜275°C，反应完毕后，变换气中 CO 的体积浓度为 0.4% -0.7%；

3 )、变换气从变换气出口依次进入热交换器、第一余热锅炉、第二余热锅炉、第二水分离器、锅炉给水加热器、冷却器、第三水分离器后送出界区；其中变换气进入热交换器的温度为 255〜265 °C，变换气进入第二水分离器的温度为 170°C~190°C，变换气进入冷却器的温度为 75 °C〜80°C，变换气进入第三水分离器的温度为 35 °C〜50°C。

进一步地，加热的锅炉脱盐水送汽包，第一余热锅炉、第二余热锅炉和汽包产生的压力饱和蒸汽分别送往相应的蒸汽管网。

由此，加热的锅炉脱盐水送汽包，作为变换炉水汽循环和余热锅炉的补充水，产生的三种压力饱和蒸汽分别送往相应的蒸汽管网。

进一步地，本发明第三个发明目的是提供一种利用上述高 CO 高变换率等温变换反应器进行工业炉气变换的工艺，该工艺包括如下步骤： 1 )、将含体积浓度为 45%〜85%的 CO 的工业炉气依次经过洗涤塔、第四水分离器、过滤器后经气体压缩机压缩进入除油器，除油后进热交换器中，从热交换器中出来的气体依次进入净化除毒器、进加氢转化器后，送入上述高 CO 高变换率等温变换反应器内；工业炉气进入净化除毒器的温度为 200 °C〜 225 °C , 工业炉气进入等温变换反应器的温度为 225°C〜250°C ;

2 )、工业炉气在等温变换反应器内反应，上催化剂床和下催化剂床内的温度为 235°C〜260°C，反应完毕后，变换气从变换气出口进入蒸汽干燥器内将自产饱和蒸汽干燥；

3 )、从蒸汽干燥器出来的变换气依次通过热交换器、锅炉脱盐水加热器、除氧水加热器、冷却器、第五水分离器后送出界区；

其中进入热交换器的变换气温度为 230°C ~255 °C，进入冷却器的变换气温度为 75°C〜80°C，进入第三水分离器的变换气温度为 35 °C〜50°C。

进一步地，加热的锅炉脱盐水送入汽包，自产饱和蒸汽经干燥后，返回等温变换反应器参与变换反应，在所述变换反应器底部补入处于饱和状态的汽水混合物。

由此，加热的锅炉脱盐水送汽包，作为变换炉水汽循环的补充水，产生中压蒸汽做本变换系统需加入的反应蒸汽。另在由变换炉底部补入处于饱和状态的汽水混合物，以提高反应末端化学平衡度，提高最终转化率。

进一步地，本发明第四个发明目的是提供一种利用上述高 CO 高变换率等温变换反应器进行半水煤气变换的工艺，该工艺包括如下步骤：

1 )、将含体积浓度为 25%〜38%的 CO 的半水煤气经过过滤器、后进入热交换器中，从热交换器中出来的气体进入净化除毒器，后送入上述高 CO高变换率等温变换反应器内；其中，进入净化除毒器的半水煤气温度为 210°C〜230 °C，进入等温变换反应器的半水煤气温度为 230°C〜250°C ;

2 )、半水煤气在等温变换反应器内反应，上催化剂床和下催化剂床内的温度为 235°C〜260°C，反应完毕后，变换气从变换气出口进入蒸汽干燥器内将自产饱和蒸汽干燥；

3 )、从蒸汽干燥器出来的变换气依次通过热交换器、锅炉给水加热器、脱盐水加热器、冷却器、第六水分离器后送出界区；其中进入热交换器的变换气温度为 230°C ~255 °C，进入冷却器的变换气温度为 75 °C〜80°C，进入第六水分离器的变换气温度为 35°C〜50°C。

由此，本发明用于工业炉尾气、工业煤气中 CO (体积浓度 40%〜85%)，与水蒸汽反应变成氢，且变换率高达 98%以上。 90%〜95%的 CO在上催化床完成反应。反应温度恒定在低温活性范围，不同待变换未反应气配置不同工艺流程，制定两种典型工艺流程：高 CO高水汽比、中高压变换；高 CO低水汽比、低压变换；以及低水汽比高变换率。本发明优点用一台变换炉和相应简单流程、简单容易的操作，实现 CO 含量高变换率。反应热副产中压蒸汽，多余蒸汽凝热产生低压蒸汽热效率高冷却水量少、催化剂寿命长，变换炉及系统阻力小。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：

1、本发明技术核心是众多水管埋于催化床中，催化反应放出热被水管内水吸收汽化为蒸汽维持床层温度。其特点水汽化热很大，所有反应热都能随即吸收，保证床层温度恒定，杜绝飞温现象，保催化剂长周期高效运行；反应温度低，平衡温距大，反应推动力大，催化剂效率高，催化剂量少，生产能力大；

2、未反应气体中 CO可高达 80%以上，变换气中 CO可降至 0. 4%.对纯氧水蒸汽与煤制得的煤气，水汽比 1. 1〜1. 6，用一个反应器实现了高 C0、高变换率、高水气比的复杂变换过程。反应器少，流程短；

3、由于上述优点，只需控制汽包压力，就操控了反应全过程，反应温度恒定、变换气 CO 恒定；由于上述反应器少、流程短，使变换界区占地面积小；

4、变换反应器为低温等温反应，其温度在催化剂活性范围内的低端（230 °C〜310)，反应床层轴向径最大温差 3 °C〜8°C内。使催化剂使用寿命长。无需耐高温材料制作反应器；

5，反应热全部用于产生 3. 9MPa 中压蒸汽并能充分利用高水气比煤气身带来大量水蒸汽，参与变换反应，（现有工艺要先冷凝煤气中蒸汽，经第一段反应后，又要补加蒸汽和喷水增湿）。产生较余下蒸汽冷凝热产生 1. 2MPa 和 O. SMPa 蒸汽，降温冷却水量少。高水气比煤气变换流程中，中低压蒸汽可外供，在工业炉尾气 CO 变换流程中作为反应需要的蒸汽，使外供蒸汽大为减少。具有很好节能效果；

6、本发明反应温度低，汽气比小，除恒温等温低温变换炉外，净化炉、终变炉均设为径向结构，反应器阻力只 0. 05MPa，系统阻力 0. 2MPa;

7、高径比大，单炉能力大，易大型化；例如日产 1500吨合成氨，煤气 CO 为 64%, 变换气 C0为 0. 8%, —台内径 04000净高 17M等温变换反应器即可以下结合附图和实施例对本发明作进一步阐述。

附图说明

图 1是现有高 CO煤气变换工艺流程图；

图 2是本发明所述双套管的结构示意图；

图 3是本发明一种实施例的结构原理图；

图 4是本发明高 CO变换变换流程图

图 5是本发明工业炉尾气高 CO变换流程图

图 6是本发明半水煤气变换流程图。具体实施方式

实施例 1 本发明的未反应气体中 CO可高达 85%以上，变换气中 CO可降至 0. 4%。变换反应器催化剂是以 M0S、 COS 为活性组成的耐硫钴钼型催化剂，本发明在催化床层温度，只要高于露点温度 30 °C〜40 °C，处活性温度低端范围内（230 °C〜310 °C )，反应床层轴径向最大温差只 3 °C〜 8 °C内。

等温变换反应器 5整体为圆筒形，如图 3所示，由上管板 2，装料管 3，下管板 4，双套水汽管 5，外壳 6，上径向催化床 7，中心管 8， U形水汽管 9，环形连通孔 10，支承封头 11，汽水混合物喷管 12，下径向催化床 13，上卸料管 14，下卸料管 15，密封填料 16，底部三通以及体外汽包 1组合构成。

上径向催化床 7有众多汽水管 5、 9；下径向催化床 13无水管。催化床之上的两块管板 2、 4 将上部分为汽室和水室，分别通过上升汽管和下降水管与汽包 1连通。

上、下催化床都为径向催化床，称为全径向反应床。上床层气体从外周边向中心流，下床层气体从中心往外周边流。径向催化床外圈筒体和中心管上都有喇叭形小孔，以保证气体成喷射流状进床层，均匀分布于床层各点，径向流结构使气体流动阻力大为降低。

刚进入径向催化床的未反应气 CO 高，水气比高，推动力大，反应速度快，体积浓度为 60%的 C0是在上径向催化床 7周边圆环内变换为 H2和 C02 , 此圆环内水管的圆面积小，管密度较大；中间圆内水管，圆面积大，管密度较小。

所述水汽管有两种：外周环圈是双套管 5，往内是 U形管 9，双套管外管 18下端封闭，上端焊在下管板上。内管 17插在外管 18 内，下端未封闭，与外管 18下端保持一段距离，上端焊在上管板上。 U形管 9一边较长，其管口焊在上管板 2上，较短一边管口焊在下管板 4上。双套管排布密度可大些，但内管只起导流作用，无传热功能，反而增加了设备重量和成本； U 形管的优缺点与之相反。

如图 3所示，双套管内外管 17， 18间有弹性 "B "形支撑 19，以防止内管 17摆振，支撑在内管 17上错开排布；外管 18下端有锥形小弹簧 20，使双套管伸缩有弹性。

含 CO煤气由下部三通进入，由沿环隙下而上，经上径向催化床 7 筒体小孔，径向经催化床反应， CO降至 3%〜5%，进入中心管 8，由上而下至下段流去中心管，至下径向催化床 13反应。径向流向周边， CO降至 0. 4%〜1%，穿过下径向催化床筒体小孔，完成反应。由底部三通 16出反应器。

汽包 1下降的水进水室，经分别流入 U形管 9长边管和双套管 5内管。进入内管内的水由上而下至底部，折向到外套管，由下而上吸收管外反应热，水相变为汽水混合物，上升至汽包 1。进入 U形管 9长边的水，由上而下至底部并吸收管外反应热使水部分汽化，汽水混合物折向到 U 形管 9 短边，由下而上，继续吸收管外反应热，更多水变为汽水混合物，上升至汽包。汽水混合物在汽包 1中分离，蒸汽外送，水下降，完成一个水汽循环。

上径向催化床 7 装填量占总量 48%〜60%，下径向催化床装填量占总量 40%〜52%，

在上下管板间的装料（催化剂）管，其数量为水管总数 8%〜12%，中间有较大的管子，从此装料管加入的催化剂，通过封头中间的环形连通孔 10 穿过，可达下径向催化床。

当催化剂需更换时，应将反应器内废旧催化剂卸出。上卸料（催化剂）管是卸上径向催化床催化剂，对称两根装于靠筒体周边；下卸料管是卸下径向催化床催化剂，对称两根。卸料管下端口用高压盲板封闭，防止正常运行时，催化剂落下。

实施例 2

如图 4 所示，与本发明的等温变换反应器相配的 CO 体积浓度为 40%〜 70%, 水气比 1. 3〜1. 6的煤气变换工艺流程，其由第一水分离器 E-41 , 热交换器 E-42 , 净化除毒器 E-43、 E-44 , 等温变换反应器 E_45，第一余热锅炉 E- 46，第二余热锅炉 E-47 , 第二水分离器 E-48 , 锅炉给水加热器 E_49，水冷器 E-410, 第三水分离器 E-411组成。工作时，含 CO的煤经第一水分离器 E-41, 进入热交换器 E-42, 未反应气被加热至 230°C〜240°C，进入净化除毒器 E- 43， E-44, 气体中氯、磷、氧、烃在此处被清除，也有少量 CO 被转化，气体温度升至 255°C〜265°C后，进入等温变换反应器 E-45, 由变换炉下部三通进入，在炉内催化剂床进行变换反应，催化剂床层温度 260°C〜275°C，反应后，变换气 CO 体积浓度为 0.7%左右，从下部三通出炉，热变换气经热交换器 E- 42，经第一余热锅炉 E-46, 产生 1.2MPa蒸汽，变换气经第二余热锅炉 E_47，产生 0.6MPa 蒸汽，三种压力自产饱和蒸汽外送相应压力级管网，变换气温度降至 255〜265°C，经第二水分离器 E-48, 变换气温度下降至 180°C左右，多余蒸汽冷凝，其显热、冷凝热等余热分别产生 1.3MPa和 0.6MPa蒸汽，经锅炉给水加热器 E-49 先后将锅炉脱盐水、（去）除氧水加热，温度降至 75°C〜80°C 后，再经水冷器 E-410用循环冷水冷却至 40°C，变换气蒸汽大量冷凝，经第一第三水分离器 E-411, 将冷凝水分离，变换气送出界区。

加热的锅炉脱盐水送汽包，作为变换炉水汽循环的补充水，和低压蒸发生器给水，产生蒸汽外送。

实施例 3

如图 5所示，与本发明的等温变换反应器相配的 C050%〜85%工业炉气（如乙炔炉气、炼钢转炉、黄磷炉气）变换工艺流程。

工业炉气特点是 C0%含量高（40%〜85%)，基本上没带水蒸汽，基本不含硫，但粉尘含量多，氧含量较多，乙炔炉气还含不饱和烃。

如图 5所示，用等温变换工艺相配流程由 E-51洗涤塔、 E-52水分离器、并联的过滤器 E-53、 E-54、压缩机 E-55、除油器 E_516、净化除毒器 E_56、 E-57、加氢转化器 E-517、等温变换反应器 E-58、蒸汽干燥器 E_59、热交换器 E-510, 锅炉脱盐水加热器 E-51 除氧水加热器 E-512、风冷器 E_513、第五水分离器 E-514、汽包 E-515组成。

工业炉气进入洗涤塔 E-51, 将粉尘用循环水洗涤，经第四水分离器 E-52将气体带水分离，再经两个并联的过滤器 E-53 , E-54 (一个过滤另一个清理)，将粉尘清除至〜 0. lmg，经气体压缩机 E-55压缩至 1. 8MPa〜2. 3MPa进入热交换器 E-510 , 未反应气被加热至 200°C〜225 °C，进入并联的净化除毒器 E_56， E-57, 气体中氯、磷、氧、烃在此清除，也有少量 CO被转化，气体温度升至 2250°C〜 250 °C ,进入加氢转化器 E-517,经加氢转化后，由下部三通进入等温变换反应器 E-58,在炉内催化剂床进行变换反应，催化剂床层温度 235 °C〜260 °C，反应后，变换气 CO 降至 0. 7%左右，达到变换工艺要求，从下部三通出炉，热变换气经蒸汽干燥器 E-59,将自产饱和蒸汽干燥，温度降至 230°C〜255°C左右，变换气经热交换器 E-510加热压缩后气体，经锅炉脱盐水加热器 E-511,先后将锅炉脱盐水加热、经除氧水加热器 E-512 预热（去）除氧水，温度降至 75 °C〜80 °C，经风冷器 E-513,用风冷（或循环冷水)冷却至 40 °C，变换气蒸汽大量冷凝，经第五水分离器 E-514,将冷凝水分离，变换气送出界区。

加热的锅炉脱盐水送汽包，作为变换炉水汽循环的补充水，产生中压蒸汽做本变换系统需加入的反应蒸汽。另在由变换炉底部补入处于饱和状态的汽水混合物，以提高反应末端化学平衡度，提高最终转化率。

实施例 4

如图 6所示，与本发明的等温变换反应器相配的约 C030%〜C038%半水煤气变换工艺流程，半水煤气 CO虽不高，但制合成氨时，要求变换气 CO很低，为 0. 4%〜0. 6%，且煤气含尘、含油、含氧、含氯，不带水蒸汽，本发明相配流程是经两个并联的过滤器 E-61 、 E-62 (一个过滤另一个清理），将粉尘焦油除尘除油过滤器，清除粉尘、油污，进入热交换器 E-67 , 未反应气被加热至 210 °C〜230 °C，进入并联的净化除毒器 E-63 , E-64 , 将煤气中氧、氯、磷等有害物清除，也有少量 C0变换，气体温度升至 230 °C〜250°C，由下部三通进入等温变换反应器 E-65 , 在炉内催化剂床进行变换反应，床层温度 230 °C〜265 °C，反应后，变换气 C0 降至 0. 4%〜0. 7 左右，达到变换工艺要求，从下部三通出炉，热变换气经蒸汽干燥器 E-66 , 将自产饱和蒸汽干燥，温度降至 230 °C〜255°C左右，经热交换器 E-67 加热半水煤气，经锅炉给水加热器 E-68 先后将锅炉脱盐水加热、经脱盐水加热器 E-69 预热（去）除氧水，温度降至 75 °C〜80 °C，经水冷器 E-610用循环冷水冷却至 40 °C，变换气蒸汽大量冷凝，经第六水分离器 E-61 1 , 将冷凝水分离，变换气送出界区。

本发明中的 CO百分数均表示体积浓度。

上述实施例阐明的内容应当理解为这些实施例仅用于更清楚地说明本发明，而不用于限制本发明的范围，在阅读了本发明之后，本领域技术人员对本发明的各种等价形式的修改均落于本申请所附权利要求所限定的范围。

Claims

权利要求

1. 一种高 CO高变换率等温变换反应器，包括具有内腔的外壳（6) ，位于外壳 (6)内腔上部的上管板（2)和下管板（4)，位于外壳（6)内腔底部的三通（ 16)；所述外壳（6) 的上下两端均具有封头，该外壳（6) 的上封头与所述上管板（2) 之间的腔体为水室，上管板（2) 与下管板（4) 之间的腔体为汽室；其特征是，所述水室通过水管与设在外壳（6) 上方的汽包（1) 连通，该汽包（1) 通过管道与所述汽室连通；所述外壳（6) 内腔中部设有上催化剂床（7) ，该外壳（6) 内腔下部设有下催化剂床（13) ，所述上催化剂床（7)与壳体（6) 内壁之间具有环隙，所述上催化剂床（7) 与下催化剂床（13) 之间设有支承封头（11) ，所述外壳（6) 内腔设有中心管（8) ，该中心管（8)的上部位于上催化剂床（7) 内，该中心管（8) 的下部位于下催化剂床（13) 内；所述底部三通具有未反应气入口、变换气出口和汽水混合物入口；所述上催化剂床（7) 通过环隙与所述未反应气入口连通，所述下催化剂床（13)与所述变换气出口连通；所述中心管 (8) 内装有汽水混合物喷管（12) ，该汽水混合物喷管（12) 与所述汽水混合物入口连通。

2. 根据权利要求 1所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述上催化剂床（7) 内设有多根竖向布置的水汽管（5,9) 。

3. 根据权利要求 2所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述水汽管（5,9) 中的一部分水汽管为双套水汽管，该双套水汽管包括内管（17) 和通过支撑（19)套装在内管（17) 上的外管（18) ；底部封闭的所述外管（18) 的底端装有弹性元件（20) ，所述内管（17) 的底部与所述外管（18) 底部连通，该内管（17) 的上端伸出所述外管（18) 并与所述水室连通，该外管（18) 的上端与所述汽室连通。

4. 根据权利要求 2或 3所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述水汽管（5,9) 中的一部分水汽管为 U形水汽管，该 U形水汽管的左右两边管不等长，该 U形水汽管的长边管与所述水室连通，该 U形水汽管的短边管与所述汽室连通。

5. 根据权利要求 1或 2所述的高 C0高变换率等温变换反应器，其特征是，所述上催化剂床（7) 顶部设有装料管（3) ，该上催化剂床（7) 的底部设有上卸料管（14) ；所述下催化剂床（13) 通过连通环孔与所述上催化剂床（7) 连通，该下催化剂床（13) 的底部设有下卸料管（15) 。

6. 根据权利要求 1或 2所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述上催化剂床（7) 的装填量占总装填量的 48%-60%；所述下催化剂床（13) 的装填量占总装填量的 40%_52%。

7. 根据权利要求 3所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述支撑 (19) 的外形呈 B形，所述弹性元件（20) 为弹簧。

8. 根据权利要求 1或 2所述的高 CO高变换率等温变换反应器，其特征是，所述上催化剂床（7) 的外壁、下催化床的外壁以及中心管（8)上均设有喇叭状通气小孔。

9. 一种利用权利要求 1-8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器进行煤气变换的工艺，其特征是，包括如下步骤：

1) 将含体积浓度为 40%〜75%的 CO的煤气依次经过第一水分离器（E-41) 、热交换器（E-42) 、净化除毒器（E-43、 E-44)之后，送入权利要求 1_8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器（E-45) 的未变换气入口；煤气进入净化除毒器 (E-43、 E-44) 的温度为 230°C〜240°C，煤气进入等温变换反应器（E-45) 的温度为 255°C〜265°C;

2)未变换气在等温变换反应器（E-45) 内反应，上催化剂床（7)和下催化剂床 (13) 内的温度为 260°C〜275°C，反应完毕后，变换气中 C0 的体积浓度为

0.4% 〜0.7%；

3) 、变换气从变换气出口依次进入热交换器（E-42) 、第一余热锅炉（E-46) 、第二余热锅炉（E-47) 、第二水分离器（E-48) 、锅炉给水加热器（E-49) 、冷却器（E-410) 、第三水分离器（E-411)后送出界区；其中变换气进入热交换器 (E-42) 的温度为 255〜265°C，变换气进入第二水分离器（E-48) 的温度为 170 °C~190°C，变换气进入冷却器（E-410) 的温度为 75°C〜80°C，变换气进入第三水分离器（E-411) 的温度为 35°C〜50°C。

10. 根据权利要求 9所述的进行煤气变换的工艺，其特征是，加热的锅炉脱盐水送入汽包（1) ，第一余热锅炉（E-46) 、第二余热锅炉（E-47)和汽包（1)产生的三种压力饱和蒸汽分别送往相应的蒸汽管网。

11. 一种利用权利要求 1-8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器进行工业炉气变换的工艺，其特征是，包括如下步骤：

1) 将含体积浓度为 45%〜85%的 CO的工业炉气依次经过洗涤塔（E-51) 、第四水分离器（E-52) 、过滤器（E-53、 E-54)后经气体压縮机（E-55)压縮进入除油器（E-516) ，除油后进热交换器（E-510) 中，从热交换器（E-510) 中出来的气体依次进入净化除毒器（E-56， E-57) 、进加氢转化器（E-517)后，送入权利要求 1-8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器（E-58) 内；工业炉气进入净化除毒器（E-56， E-57) 的温度为 200°C〜225°C，工业炉气进入等温变换反应器（E-58) 的温度为 225°C〜250°C;

2)工业炉气在等温变换反应器（E-58) 内反应，上催化剂床（7)和下催化剂床 (13) 内的温度为 235°C〜260°C，反应完毕后，变换气从变换气出口进入蒸汽干燥器（E-59) 内将自产饱和蒸汽干燥；

3)从蒸汽干燥器（E-59) 出来的变换气依次通过热交换器（E-510) 、锅炉脱盐水加热器（E-511) 、除氧水加热器（E-512) 、冷却器（E-513) 、第五水分离器（E-514) 后送出界区；

其中变换气进入热交换器（E-510) 的温度为 230°C~255°C，变换气进入冷却器 (E-513) 的温度为 75°C〜80°C，变换气进入第三水分离器（E-514) 的温度为 35°C〜50°C。

12. 根据权利要求 11所述的进行工业炉气变换的工艺，其特征是，加热的锅炉脱盐水送入汽包（1) ，自产饱和蒸汽经干燥后，返回等温变换反应器（E-58) 参与变换反应，在所述变换反应器（E-58)底部补入处于饱和状态的汽水混合物。

13. 一种利用权利要求 1-8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器进行半水煤气变换的工艺，其特征是，包括如下步骤：

1) 将含体积浓度为 25%〜38%的 CO的半水煤气经过过滤器（E_61、 E-62) 后进入热交换器（E-67)中，从热交换器（E-67)中出来的气体进入净化除毒器（E-63, E-64)后送入权利要求 1-8之一所述高 CO高变换率等温变换反应器（E-65) 内；其中，进入净化除毒器（E-63， E-64) 的半水煤气温度为 210°C〜230°C，进入等温变换反应器（E-65) 的半水煤气温度为 230°C〜250°C; 2)半水煤气在等温变换反应器（E-65) 内反应，上催化剂床（7)和下催化剂床 (13) 内的温度为 235°C〜260°C，反应完毕后，变换气从变换气出口进入蒸汽干燥器（E-66) 内将自产饱和蒸汽干燥；

3) 从蒸汽干燥器（E-66) 出来的变换气依次通过热交换器（E-67) 、锅炉给水加热器（E-68)、脱盐水加热器（E-69)、冷却器（E-610)、第六水分离器（E-611) 后送出界区；其中变换气进入热交换器（E-67) 的温度为 230°C~255°C，变换气进入冷却器（E-610) 的温度为 75°C〜80°C，变换气进入第六水分离器（E-611) 的温度为 35°C〜50°C。

14. 根据权利要求 13所述的进行半水煤气变换的工艺，其特征是，加热的锅炉脱盐水送入汽包（1) ，自产饱和蒸汽经干燥后，返回等温变换反应器（E-65) 参与变换反应，在所述变换反应器（E-65)底部补入处于饱和状态的汽水混合物。