一種高co高變換率等溫變換反應器的制造方法
【專利摘要】本發明公開了一種高CO高變換率等溫變換反應器及其工藝。所述等溫變換反應器包括外殼、內腔、焊有水管的上管板和下管板，底部三通；所述外殼的上下兩端均具有封頭，所述內腔上部設有水室和汽室；所述內腔中部設有上催化劑床，該內腔下部設有下催化劑床，上催化劑床布有水管，下催化劑床無水管，所述內腔設有中心管，該中心管的上部位于上催化劑床內，該中心管的下部位于下催化劑床內；所述底部三通具有未反應氣入口、變換氣出口和汽水混合物入口；所述中心管內套裝有汽水混合物噴管，所述反應器配置不同CO%未反應氣及變換氣中不同CO%不同的工藝流程，本發明可以實現低溫、高CO、高變換率，且系統阻力小。
【專利說明】一種高CO高變換率等溫變換反應器
【技術領域】
[0001]本發明涉及合成氨、甲醇合成、制乙二醇、煤制油、煤制天然氣、制氫及工業爐廢氣利用領域，尤其涉及一種高CO高變換率反應器及工藝流程，涉及工業爐尾氣、工業煤氣中CO (最高85%以上)與水蒸汽反應變成氫，實現高變換率(最高至98.5%以上)的變換反應器和工藝。
【背景技術】
[0002]煤氣、天然氣轉化氣、焦爐氣轉化氣、電石爐尾氣、高爐煤氣等，這些氣體均含有大量的CO，例如電石尾氣含有CO為80 %，煤氣中CO含量為30%?68%(隨煤氣化方法不同而有異)，CO可變換為很有用的H2，其變換的反應式為:
CCHH2O (汽)=C02+H2+Q
變換反應為放熱可逆反應，必須有催化劑和過量的H2O (水蒸氣)按反應式過量，才能使反應向生成H2方向進行。
[0003]催化劑為鈷、鑰變換催化劑，其活性成分為MoS。變換催化劑的使用溫度范圍為230O?470O。
[0004]MoS2+2H20 = Mo02+2H2S
由反應式可知，CO變換是放熱反應，放出的熱量會使反應氣體升溫，催化劑同步在該溫度下反應。每反應1%C0 (濕基)，溫升9°C?10°C (干基升高5°C?6°C);煤氣中CO含量越高，而反應后變換氣CO含量越低.，即變換CO越多，溫升越高。
[0005]例如:煤氣中CO 65% (干基)，水氣比R=L 15，變換后C08.6% (干基)，按:
CO + H2O = CO2 + H2 + Q
65 115 4.3 23.7
計算反應掉一氧化碳Λ CO ； (65- Δ CO) / (100+ Δ CO) =0.086Δ C0=52
反應后反應熱:9590cal/mol,
放出熱:52X9590=498680Kcal/h，
Cp: 9.01kcal/kmol°C,
反應后物料:215kmol/h，
498680-=215 X 9.0lX At，
Δ t=257.43
若反應前溫度245°C，則反應后溫度為:257.43+245=502.43°C ；
此溫度高于催化劑使用最高溫度，會嚴重影響催化劑的活性。當未反應氣CO很高，如45%至80%，一進入反應器，大量CO立即反應，溫度猛升，特別是未反應氣自身帶有大量水蒸汽時，更促進了反應，發生所謂飛溫現象。如何控制反應過程的溫度，使之不超過催化劑允許的最高使用溫度，是一打難題；co變換的另一個難題是高變換率，變換接近終點，即越接近平衡，推動力越小，變換難度越大。如CO變換率已達90%，(變換氣CO降至1.5%)如再多變換1%(變換氣CO降至0.5%)，需要增加一終端變換爐，其催化量為總量40%。有些未反應氣自身不帶水蒸汽，如工業爐氣、半水煤氣等，最終變換率越高，加入過量蒸汽越多，汽耗越大。
[0006]目前解決上述問題的原則辦法是:采多爐多段絕熱反應。如如圖1所示，煤氣預熱到催化劑起始反應溫度，補加一定量蒸汽，達到一定氣汽比，進行第一次變換反應，CO變換一部分，氣體中CO降低到一定程度，溫度升高(不超過催化劑允許最高溫度)，將反應氣冷卻，溫度降低(比催化劑允許最低溫度稍高，保證蒸汽不冷凝，催化劑活性較高)；進行第二次反應，CO又降低，溫度又升高(同前，不超過催化劑允許最高溫度)，再冷卻(冷卻溫度如前原則)；再進行第三次變換反應，達到最終需要的CO含量。
[0007]如煤氣含C068.65%，水氣比1.45、溫度211°C，經水汽分離器E_1分離出水分，經氣氣換熱器E-2加熱至296 °C，并聯進入脫毒槽E-3、預變爐E-4和脫毒槽E-5、預變爐E-6，CO降至35%，溫度升至380°C，經熱交換器E-2、中壓蒸發冷凝器E-7降溫，進入第三個變換爐E-8反應，CO降至6.7%，溫度上升至434°C經噴水凈化器E-9、中壓蒸發冷凝器降溫E-10，經冷凝水加熱器E-1l，進入第四個變換爐E-12反應，CO降至1%，溫升到260°C，經低壓蒸發冷凝器E-13，降溫至185°C再進入第五個變換爐E-14反應，CO降至0.4%，溫度上升至204°C，再經鍋爐給水加熱器E-15，低壓蒸發冷凝器E-16汽水分離器E- 17離開界區。
[0008]上述現有技術存在如下幾個問題:
1，含C068.65%煤氣，變換氣用于制氨或制氫，其變換氣CO降至?0.4%變換率要求很高，99%以上需四段五個變換爐，需變換反應器太多，其間有一個氣氣換熱器，6個冷卻冷凝器，一個噴水降溫器；至少需要17臺主要設備，由此設備太多，連接管道太多；占地面積大，投資多，操作難度大；
2，如果未變換氣體中CO高達70%?86%，設備更多，連接管道更長，即使用四至五段絕熱變換也無法實現變換；
3，總量85%的CO在380°C?430°C下反應掉，高溫使反應催化劑易老化，影響使用壽命，高溫反應設備管道受熱應力大，材質要求高；
4，大部分催化劑溫度達400°C，高溫反應不利于化學平衡，達到同樣變換率需要催化劑
多；
5，反應熱蒸汽冷凝熱用于產生低壓(如0.6MPa?2.5MPa)蒸汽，且還有大量冷凝水排出，利用率低；
6，其中E-9采用冷水直接向反應熱氣噴淋汽化降溫，帶水霧的濕氣體可能使催化劑結塊或粉化，影響活性，縮短使用壽命。

【發明內容】

[0009]針對現有的聞CO反應器存在的上述不足，本發明旨在提供一種聞CO聞變換率等溫變換反應器，該反應器可以實現CO的高變換率，且系統阻力小。
[0010]為了實現上述目的，本發明所采用的技術方案是:
一種高CO高變換率等溫變換反應器，包括具有內腔的外`殼，位于外殼內腔上部的上管板和下管板，位于外殼內腔底部的三通；所述外殼的上下兩端均具有封頭，該外殼的上封頭與所述上管板之間的腔體為水室，上管板與下管板之間的腔體為汽室；其結構特點是，所述水室通過水管與設在外殼上方的汽包連通，該汽包通過管道與所述汽室連通；所述外殼內腔中部設有上催化劑床，該外殼內腔下部設有下催化劑床，所述上催化劑床與殼體內壁之間具有環隙，所述上催化劑床與下催化劑床之間設有支承封頭，所述外殼內腔設有中心管，該中心管的上部位于上催化劑床內，該中心管的下部位于下催化劑床內；所述底部三通具有未反應氣入口、變換氣出口和汽水混合物入口 ；所述上催化劑床通過環隙與所述未反應氣入口連通，所述下催化劑床與所述變換氣出口連通；所述中心管內裝有汽水混合物噴管，該汽水混合物噴管與所述汽水混合物入口連通。
[0011]以下為本發明的進一步改進的技術方案:
進一步地，為了對催化劑床進行溫度控制，所述上催化劑床內設有多根豎向布置的水汽管。
[0012]所述水汽管有兩種:雙套水汽管，U形水汽管。所述水汽管中的一部分水汽管為雙套水汽管，該雙套水汽管包括內管和通過支撐套裝在內管上的外管；底部封閉的所述外管的底端裝有彈性元件，所述內管的底部與所述外管底部連通，該內管的上端伸出所述外管并與所述水室連通，該外管的上端與所述汽室連通。所述水汽管中的一部分水汽管為U形水汽管，該U形水汽管的左右兩邊管不等長，該U形水汽管的長邊管與所述水室連通，該U形水汽管的短邊管與所述汽室連通。
[0013]更進一步地,與所述水室連通的水汽管為雙套水汽管,該雙套水汽管包括內管和通過支承套裝在內管上的外管；底部封閉的所述外管的底端裝有彈性元件，所述內管的底部與所述外管底部連通。
[0014]為了便于實現催化劑的更換，所述上催化劑床頂部設有裝料管，該上催化劑床的底部設有上卸料管；所述下催化劑床通過連通環孔與所述上催化劑床連通，該下催化劑床的底部設有下卸料管。
[0015]進一步地，所述上催化劑床的裝填量占總裝填量的48%_60% ;所述下催化劑床的裝填量占總裝填量的40%-52%.。
[0016]作為一種具體的優選實例，所述支撐的外形呈B形，所述彈性元件為彈簧。
[0017]為了保證氣體實現噴射的效果，所述上催化劑床的外壁、下催化床的外壁以及中心管上均設有喇叭狀通氣小孔。
[0018]進一步地，本發明的第二個發明目的是提供了一種利用上述高CO高變換率等溫變換反應器進行煤氣變換的工藝，該工藝包括如下步驟:
I)、將含體積濃度為40%?70%的CO的煤氣依次經過第一水分離器、熱交換器、凈化除毒器之后，送入上述高CO高變換率等溫變換反應器的未變換氣入口 ；其中，煤氣進入凈化除毒器的溫度為230°C?240°C，煤氣進入等溫變換反應器的溫度為255°C?265°C ；
2 )、未變換氣在等溫變換反應器內反應，上催化劑床和下催化劑床內的溫度為2600C?275°C，反應完畢后，變換氣中CO的體積濃度為0.4%?0.7% ；
3)、變換氣從變換氣出口依次進入熱交換器、第一余熱鍋爐、第二余熱鍋爐、第二水分離器、鍋爐給水加熱器、冷卻器、第三水分離器后送出界區；其中變換氣進入熱交換器的溫度為255?265°C，變換氣進入第二水分離器的溫度為170°C?190°C，變換氣進入冷卻器的溫度為75°C?80°C，變換氣進入第三水分離器的溫度為35°C?50°C。
[0019]進一步地，加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，第一余熱鍋爐、第二余熱鍋爐和汽包產生的壓力飽和蒸汽分別送往相應的蒸汽管網。
[0020]由此，加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環和余熱鍋爐的補充水，產生的三種壓力飽和蒸汽分別送往相應的蒸汽管網。
[0021]進一步地，本發明第三個發明目的是提供一種利用上述高CO高變換率等溫變換反應器進行工業爐氣變換的工藝，該工藝包括如下步驟:
I)、將含體積濃度為45%?85%的CO的工業爐氣依次經過洗滌塔、第四水分離器、過濾器后經氣體壓縮機壓縮進入除油器，除油后進熱交換器中，從熱交換器中出來的氣體依次進入凈化除毒器、進加氫轉化器后，送入上述高CO高變換率等溫變換反應器內；工業爐氣進入凈化除毒器的溫度為200°C?225°C，工業爐氣進入等溫變換反應器的溫度為225°C?250 0C ；
2 )、工業爐氣在等溫變換反應器內反應，上催化劑床和下催化劑床內的溫度為235 °C?260 V，反應完畢后，變換氣從變換氣出口進入蒸汽干燥器內將自產飽和蒸汽干燥；
3)、從蒸汽干燥器出來的變換氣依次通過熱交換器、鍋爐脫鹽水加熱器、除氧水加熱器、冷卻器、第五水分離器后送出界區；
其中進入熱交換器的變換氣溫度為230°C ?255°C，進入冷卻器的變換氣溫度為75°C?80°C，進入第三水分離器的變換氣溫度為35°C?50°C。
[0022]進一步地，加熱的鍋爐脫鹽水送入汽包，自產飽和蒸汽經干燥后，返回等溫變換反應器參與變換反應，在所述變換反應器底部補入處于飽和狀態的汽水混合物。
[0023]由此，加熱的鍋 爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環的補充水，產生中壓蒸汽做本變換系統需加入的反應蒸汽。另在由變換爐底部補入處于飽和狀態的汽水混合物，以提高反應末端化學平衡度，提高最終轉化率。
[0024]進一步地，本發明第四個發明目的是提供一種利用上述高CO高變換率等溫變換反應器進行半水煤氣變換的工藝，該工藝包括如下步驟:
1)、將含體積濃度為25%?38%的CO的半水煤氣經過過濾器、后進入熱交換器中，從熱交換器中出來的氣體進入凈化除毒器，后送入上述高CO高變換率等溫變換反應器內；其中，進入凈化除毒器的半水煤氣溫度為210°C?230°C，進入等溫變換反應器的半水煤氣溫度為 230°C?250°C ；
2)、半水煤氣在等溫變換反應器內反應，上催化劑床和下催化劑床內的溫度為235°C?260 V，反應完畢后，變換氣從變換氣出口進入蒸汽干燥器內將自產飽和蒸汽干燥；
3)、從蒸汽干燥器出來的變換氣依次通過熱交換器、鍋爐給水加熱器、脫鹽水加熱器、冷卻器、第六水分離器后送出界區；其中進入熱交換器的變換氣溫度為230°C ?255°C，進入冷卻器的變換氣溫度為75°C?80°C，進入第六水分離器的變換氣溫度為35°C?50°C。
[0025]進一步地，加熱的鍋爐脫鹽水送入汽包，自產飽和蒸汽經干燥后，返回等溫變換反應器參與變換反應，在所述變換反應器底部補入處于飽和狀態的汽水混合物。
[0026]由此，加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環的補充水，產生中壓蒸汽做本變換系統需加入的反應蒸汽。另在由變換爐底部補入處于飽和狀態的汽水混合物，以提高反應末端化學平衡度，提高最終轉化率。
[0027]由此，本發明用于工業爐尾氣、工業煤氣中CO (體積濃度40%?85%)，與水蒸汽反應變成氫，且變換率高達98%以上。90%?95%的CO在上催化床完成反應。反應溫度恒定在低溫活性范圍，不同待變換未反應氣配置不同工藝流程，制定兩種典型工藝流程:高CO高水汽比、中高壓變換；高CO低水汽比、低壓變換；以及低水汽比高變換率。本發明優點用一臺變換爐和相應簡單流程、簡單容易的操作，實現CO含量高變換率。反應熱副產中壓蒸汽，多余蒸汽凝熱產生低壓蒸汽熱效率高冷卻水量少、催化劑壽命長，變換爐及系統阻力小。
[0028]與現有技術相比，本發明的有益效果是:
1、本發明技術核心是眾多水管埋于催化床中，催化反應放出熱被水管內水吸收汽化為蒸汽維持床層溫度。其特點水汽化熱很大，所有反應熱都能隨即吸收，保證床層溫度恒定，杜絕飛溫現象，保催化劑長周期高效運行；反應溫度低，平衡溫距大，反應推動力大，催化劑效率高，催化劑量少，生產能力大；
2、未反應氣體中CO可高達80%以上，變換氣中CO可降至0.4%.對純氧水蒸汽與煤制得的煤氣，水汽比1.1?1.6，用一個反應器實現了高CO、高變換率、高水氣比的復雜變換過程。反應器少，流程短；
3、由于上述優點，只需控制汽包壓力，就操控了反應全過程，反應溫度恒定、變換氣CO恒定；由于上述反應器少、流程短，使變換界區占地面積小；
4、變換反應器為低溫等溫反應，其溫度在催化劑活性范圍內的低端(230°C?310)，反應床層軸向徑最大溫差3°C?8°C內。使催化劑使用壽命長。無需耐高溫材料制作反應器；
5，反應熱全部用于產生3.9MPa中壓蒸汽并能充分利用高水氣比煤氣身帶來大量水蒸汽，參與變換反應，(現有工藝要先冷凝煤氣中蒸汽，經第一段反應后，又要補加蒸汽和噴水增濕)。產生較余下蒸汽冷凝熱產生1.2MPa和0.6MPa蒸汽，降溫冷卻水量少。高水氣比煤氣變換流程中，中低壓蒸汽可外供，在工業爐尾氣CO變換流程中作為反應需要的蒸汽，使外供蒸汽大為減少。具有很好節能效果；
6、本發明反應溫度低，汽氣比小，除恒溫等溫低溫變換爐外，凈化爐、終變爐均設為徑向結構，反應器阻力只 ≤ 0.05MPa，系統阻力 ≤ 0.2MPa ；
7、高徑比大，單爐能力大，易大型化；例如日產1500噸合成氨，煤氣CO為64%，變換氣CO為0.8%，一臺內徑4000凈高17M等溫變換反應器即可。
以下結合附圖和實施例對本發明作進一步闡述。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0029]圖1是現有高CO煤氣變換工藝流程圖；
圖2是本發明所述雙套管的結構示意圖；
圖3是本發明一種實施例的結構原理圖；
圖4是本發明高CO變換變換流程圖圖5是本發明工業爐尾氣高CO變換流程圖圖6是本發明半水煤氣變換流程圖。
【具體實施方式】
[0030]實施例1
本發明的未反應氣體中CO可高達85%以上，變換氣中CO可降至0.4%。變換反應器催化劑是以MOS、COS為活性組成的耐硫鈷鑰型催化劑，本發明在催化床層溫度，只要高于露點溫度30V?40°C，處活性溫度低端范圍內(230°C?310°C )，反應床層軸徑向最大溫差只
3。。?8。。內。
[0031]等溫變換反應器5整體為圓筒形，如圖3所示，由上管板2，裝料管3，下管板4，雙套水汽管5，外殼6，上徑向催化床7，中心管8，U形水汽管9，環形連通孔10，支承封頭11，汽水混合物噴管12，下徑向催化床13，上卸料管14，下卸料管15，密封填料16，底部三通以及體外汽包I組合構成。
[0032]上徑向催化床7有眾多汽水管5、9;下徑向催化床13無水管。催化床之上的兩塊管板2、4將上部分為汽室和水室，分別通過上升汽管和下降水管與汽包I連通。
[0033]上、下催化床都為徑向催化床，稱為全徑向反應床。上床層氣體從外周邊向中心流，下床層氣體從中心往外周邊流。徑向催化床外圈筒體和中心管上都有喇叭形小孔，以保證氣體成噴射流狀進床層，均勻分布于床層各點，徑向流結構使氣體流動阻力大為降低。
[0034]剛進入徑向催化床的未反應氣CO高，水氣比高，推動力大，反應速度快，體積濃度為60%的CO是在上徑向催化床7周邊圓環內變換為H2和C02，此圓環內水管的圓面積小，管密度較大；中間圓內水管，圓面積大，管密度較小。
[0035]所述水汽管有兩種:外周環圈是雙套管5，往內是U形管9，雙套管外管18下端封閉，上端焊在下管板上。內管17插在外管18內，下端未封閉，與外管18下端保持一段距離，上端焊在上管板上。U形管9 一邊較長，其管口焊在上管板2上，較短一邊管口焊在下管板4上。雙套管排布密度可大些，但內管只起導流作用，無傳熱功能，反而增加了設備重量和成本；U形管的優缺點與之相反。
[0036]如圖3所示，雙套管內外管17，18間有彈性“B”形支撐19，以防止內管17擺振，支撐在內管17上錯開排布；外.管18下端有錐形小彈簧20，使雙套管伸縮有彈性。
[0037]含CO煤氣由下部三通進入，由沿環隙下而上，經上徑向催化床7筒體小孔，徑向經催化床反應，CO降至3%?5%，進入中心管8，由上而下至下段流去中心管，至下徑向催化床13反應。徑向流向周邊，CO降至0.4%?1%，穿過下徑向催化床筒體小孔，完成反應。由底部三通16出反應器。
[0038]汽包I下降的水進水室，經分別流入U形管9長邊管和雙套管5內管。進入內管內的水由上而下至底部，折向到外套管，由下而上吸收管外反應熱，水相變為汽水混合物，上升至汽包I。進入U形管9長邊的水，由上而下至底部并吸收管外反應熱使水部分汽化，汽水混合物折向到U形管9短邊，由下而上，繼續吸收管外反應熱，更多水變為汽水混合物，上升至汽包。汽水混合物在汽包I中分離，蒸汽外送，水下降，完成一個水汽循環。
[0039]上徑向催化床7裝填量占總量48%?60%，下徑向催化床裝填量占總量40%?52%，在上下管板間的裝料(催化劑)管，其數量為水管總數8%?12%，中間有較大的管子，從
此裝料管加入的催化劑，通過封頭中間的環形連通孔10穿過，可達下徑向催化床。
[0040]當催化劑需更換時，應將反應器內廢舊催化劑卸出。上卸料(催化劑)管是卸上徑向催化床催化劑，對稱兩根裝于靠筒體周邊；下卸料管是卸下徑向催化床催化劑，對稱兩根。卸料管下端口用高壓盲板封閉，防止正常運行時，催化劑落下。
[0041]實施例2
如圖4所示，與本發明的等溫變換反應器相配的CO體積濃度為40%?70%，水氣比1.3?1.6的煤氣變換工藝流程，其由第一水分離器E-41，熱交換器E-42，凈化除毒器E-43、E-44，等溫變換反應器E-45，第一余熱鍋爐E-46，第二余熱鍋爐E-47，第二水分離器E-48，鍋爐給水加熱器E-49，水冷器E-410，第三水分離器E-411組成。工作時，含CO的煤經第一水分離器E-41，進入熱交換器E-42，未反應氣被加熱至230°C?240°C，進入凈化除毒器E-43，E-44，氣體中氯、磷、氧、烴在此處被清除，也有少量CO被轉化，氣體溫度升至255°C?265°C后，進入等溫變換反應器E-45，由變換爐下部三通進入，在爐內催化劑床進行變換反應，催化劑床層溫度260°C?275°C，反應后，變換氣CO體積濃度為0.7%左右，從下部三通出爐，熱變換氣經熱交換器E-42，經第一余熱鍋爐E-46，產生1.2MPa蒸汽，變換氣經第二余熱鍋爐E-47，產生0.6MPa蒸汽，三種壓力自產飽和蒸汽外送相應壓力級管網，變換氣溫度降至255?265°C，經第二水分離器E-48，變換氣溫度下降至180°C左右，多余蒸汽冷凝，其顯熱、冷凝熱等余熱分別產生1.3MPa和0.6MPa蒸汽，經鍋爐給水加熱器E-49先后將鍋爐脫鹽水、(去)除氧水加熱，溫度降至75°C?80°C后，再經水冷器E-410用循環冷水冷卻至40°C，變換氣蒸汽大量冷凝，經第一第三水分離器E-411，將冷凝水分離，變換氣送出界區。
[0042]加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環的補充水，和低壓蒸發生器給水，產生蒸汽外送。
[0043]實施例3
如圖5所示，與本發明的等溫變換反應器相配的C050%?85%工業爐氣(如乙炔爐氣、煉鋼轉爐、黃磷爐氣)變換工藝流程。
[0044]工業爐氣特點是C0%含量高(40%?85%)，基本上沒帶水蒸汽，基本不含硫，但粉塵含量多，氧含量較多，乙炔爐氣還含不飽和烴。
[0045]如圖5所示，用 等溫變換工藝相配流程由E-51洗滌塔、E-52水分離器、并聯的過濾器E-53、E-54、壓縮機E-55、除油器E-516、凈化除毒器E_56、E_57、加氫轉化器E-517、等溫變換反應器E-58、蒸汽干燥器E-59、熱交換器E-510，鍋爐脫鹽水加熱器E-511、除氧水加熱器E-512、風冷器E-513、第五水分離器E-514、汽包E-515組成。
[0046]工業爐氣進入洗滌塔E-51，將粉塵用循環水洗滌，經第四水分離器E-52將氣體帶水分離，再經兩個并聯的過濾器E-53，E-54 (—個過濾另一個清理)，將粉塵清除至?
0.1mg,經氣體壓縮機E-55壓縮至1.8MPa?2.3MPa進入熱交換器E-510，未反應氣被加熱至200°C?225°C，進入并聯的凈化除毒器E-56，E-57，氣體中氯、磷、氧、烴在此清除，也有少量CO被轉化，氣體溫度升至2250°C?250°C，進入加氫轉化器E-517，經加氫轉化后，由下部三通進入等溫變換反應器E-58，在爐內催化劑床進行變換反應，催化劑床層溫度235°C?260°C，反應后，變換氣CO降至0.7%左右，達到變換工藝要求，從下部三通出爐，熱變換氣經蒸汽干燥器E-59，將自產飽和蒸汽干燥，溫度降至230°C?255°C左右，變換氣經熱交換器E-510加熱壓縮后氣體，經鍋爐脫鹽水加熱器E-511，先后將鍋爐脫鹽水加熱、經除氧水加熱器E-512預熱(去)除氧水，溫度降至75°C?80°C，經風冷器E-513，用風冷(或循環冷水)冷卻至40°C，變換氣蒸汽大量冷凝，經第五水分離器E-514，將冷凝水分離，變換氣送出界區。
[0047]加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環的補充水，產生中壓蒸汽做本變換系統需加入的反應蒸汽。另在由變換爐底部補入處于飽和狀態的汽水混合物，以提高反應末端化學平衡度，提高最終轉化率。[0048]實施例4
如圖6所示，與本發明的等溫變換反應器相配的約C030%?C038%半水煤氣變換工藝流程，半水煤氣CO雖不高，但制合成氨時，要求變換氣CO很低，為0.4%?0.6%，且煤氣含塵、含油、含氧、含氯，不帶水蒸汽，本發明相配流程是經兩個并聯的過濾器E-61、E-62 (—個過濾另一個清理)，將粉塵焦油除塵除油過濾器，清除粉塵、油污，進入熱交換器E-67，未反應氣被加熱至210°C?230°C，進入并聯的凈化除毒器E-63，E-64，將煤氣中氧、氯、磷等有害物清除，也有少量CO變換，氣體溫度升至230°C?250°C，由下部三通進入等溫變換反應器E-65，在爐內催化劑床進行變換反應，床層溫度230°C?265°C，反應后，變換氣CO降至
0.4%?0.7左右，達到變換工藝要求，從下部三通出爐，熱變換氣經蒸汽干燥器E-66，將自產飽和蒸汽干燥，溫度降至230°C?255°C左右，經熱交換器E-67加熱半水煤氣，經鍋爐給水加熱器E-68先后將鍋爐脫鹽水加熱、經脫鹽水加熱器E-69預熱(去)除氧水，溫度降至750C?80°C，經水冷器E-610用循環冷水冷卻至40°C，變換氣蒸汽大量冷凝，經第六水分離器E-611，將冷凝水分離，變換氣送出界區。
[0049]加熱的鍋爐脫鹽水送汽包，作為變換爐水汽循環的補充水，產生中壓蒸汽做本變換系統需加入的反應蒸汽。另在由變換爐底部補入處于飽和狀態的汽水混合物，以提高反應末端化學平衡度，提高最終轉化率。
[0050]本發明中的CO百分數均表示體積濃度。
[0051 ] 上述實施例闡明的內容應當理解為這些實施例僅用于更清楚地說明本發明，而不用于限制本發明的范圍，在閱讀了本發明之后，本領域技術人員對本發明的各種等價形式的修改均落于本申請所 附權利要求所限定的范圍。
【權利要求】
1.一種高CO高變換率等溫變換反應器，包括具有內腔的外殼(6)，位于外殼(6)內腔上部的上管板(2)和下管板(4)，位于外殼(6)內腔底部的三通(16);所述外殼(6)的上下兩端均具有封頭，該外殼(6)的上封頭與所述上管板(2)之間的腔體為水室，上管板(2)與下管板(4)之間的腔體為汽室；其特征是，所述水室通過水管與設在外殼(6)上方的汽包(I)連通，該汽包(I)通過管道與所述汽室連通；所述外殼(6)內腔中部設有上催化劑床(7)，該外殼(6)內腔下部設有下催化劑床(13)，所述上催化劑床(7)與殼體(6)內壁之間具有環隙，所述上催化劑床(7)與下催化劑床(13)之間設有支承封頭(11)，所述外殼(6)內腔設有中心管(8)，該中心管(8)的上部位于上催化劑床(7)內，該中心管(8)的下部位于下催化劑床(13)內；所述底部三通具有未反應氣入口、變換氣出口和汽水混合物入口 ；所述上催化劑床(7)通過環隙與所述未反應氣入口連通，所述下催化劑床(13)與所述變換氣出口連通；所述中心管(8)內裝有汽水混合物噴管(12)，該汽水混合物噴管(12)與所述汽水混合物入口連通。
2.根據權利要求1所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述上催化劑床(7)內設有多根豎向布置的水汽管(5，9)。
3.根據權利要求2所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述水汽管(5，9)中的一部分水汽管為雙套水汽管，該雙套水汽管包括內管(17)和通過支撐(19)套裝在內管(17)上的外管(18);底部封閉的所述外管(18)的底端裝有彈性元件(20)，所述內管(17)的底部與所述外管(18)底部連通，該內管(17)的上端伸出所述外管(18)并與所述水室連通，該外管(18)的上端與所述汽室連通。
4.根據權利要求2或3所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述水汽管(5，9)中的一部分水汽管為U形水汽管，該U形水汽管的左右兩邊管不等長，該U形水汽管的長邊管與所述水室連通，該U形水汽管的短邊管與所述汽室連通。
5.根據權利要求1或2所述的高CO高變`換率等溫變換反應器，其特征是，所述上催化劑床(7)頂部設有裝料管(3)，該上催化劑床(7)的底部設有上卸料管(14);所述下催化劑床(13 )通過連通環孔與所述上催化劑床(7 )連通，該下催化劑床(13 )的底部設有下卸料管(15)。
6.根據權利要求1或2所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述上催化劑床(7)的裝填量占總裝填量的48%-60% ;所述下催化劑床(13)的裝填量占總裝填量的40%-52%。
7.根據權利要求3所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述支撐(19)的外形呈B形，所述彈性元件(20)為彈簧。
8.根據權利要求1或2所述的高CO高變換率等溫變換反應器，其特征是，所述上催化劑床(7)的外壁、下催化床的外壁以及中心管(8)上均設有喇叭狀通氣小孔。
9.一種利用權利要求1-8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器進行煤氣變換的工藝，其特征是，包括如下步驟:I)將含體積濃度為40%?75%的CO的煤氣依次經過第一水分離器(E-41)、熱交換器(E-42)、凈化除毒器(E-43、E-44)之后，送入權利要求1_8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器(E-45)的未變換氣入口 ；煤氣進入凈化除毒器(E-43、E-44)的溫度為230°C?240°C，煤氣進入等溫變換反應器(E-45)的溫度為255°C?265°C ；2)未變換氣在等溫變換反應器(E-45)內反應，上催化劑床(7)和下催化劑床(13)內的溫度為260°C?275°C，反應完畢后，變換氣中CO的體積濃度為0.4%?0.7% ；3)、變換氣從變換氣出口依次進入熱交換器(E-42)、第一余熱鍋爐(E-46)、第二余熱鍋爐(E-47)、第二水分離器(E-48)、鍋爐給水加熱器(E-49)、冷卻器(E-410)、第三水分離器(E-411)后送出界區；其中變換氣進入熱交換器(E-42)的溫度為255?265°C，變換氣進入第二水分離器(E-48)的溫度為170°C?190°C，變換氣進入冷卻器(E-410)的溫度為75°C?80°C，變換氣進入第三水分離器(E-411)的溫度為35°C?50°C。
10.根據權利要求9所述的進行煤氣變換的工藝，其特征是，加熱的鍋爐脫鹽水送入汽包(1)，第一余熱鍋爐(E-46)、第二余熱鍋爐(E-47)和汽包(I)產生的三種壓力飽和蒸汽分別送往相應的蒸汽管網。
11.一種利用權利要求1-8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器進行工業爐氣變換的工藝，其特征是，包括如下步驟:O將含體積濃度為45%?85%的CO的工業爐氣依次經過洗滌塔(E-51)、第四水分離器(E-52)、過濾器(E-53、E-54)后經氣體壓縮機(E-55)壓縮進入除油器(E-516)，除油后進熱交換器(E-510)中，從熱交換器(E-510)中出來的氣體依次進入凈化除毒器(E-56，E-57)、進加氫轉化器(E-517)后，送入權利要求1-8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器(E-58)內；工業爐氣進入凈化除毒器(E-56，E-57)的溫度為200°C?225°C，工業爐氣進入等溫變換反應器(E-58)的溫度為225°C?250°C ；2)工業爐氣在等溫變換反應器(E-58)內反應，上催化劑床(7)和下催化劑床(13)內的溫度為235°C?260°C，反應完畢后，變換氣從變換氣出口進入蒸汽干燥器(E-59)內將自產飽和蒸汽干燥；3)從蒸汽干燥器(E-59)出來的變換氣依次通過熱交換器(E-510)、鍋爐脫鹽水加熱器(E-511)、除氧水加熱器(E-512)、冷卻器(E-513)、第五水分離器(E-514)后送出界區；其中變換氣進入熱交換器(E-510)的溫度為230°C ?255°C，變換氣進入冷卻器(E-513)的溫度為75°C?80°C，變換氣進入第三水分離器(E-514)的溫度為35°C?50°C。
12.根據權利要求11所述的進行工業爐氣變換的工藝，其特征是，加熱的鍋爐脫鹽水送入汽包(1)，自產飽和蒸汽經干燥后，返回等溫變換反應器(E-58)參與變換反應，在所述變換反應器(E-58)底部補入處于飽和狀態的汽水混合物。
13.一種利用權利要求1-8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器進行半水煤氣變換的工藝，其特征是，包括如下步驟:1)將含體積濃度為25%?38%的CO的半水煤氣經過過濾器(E-61、E-62)后進入熱交換器(E-67)中，從熱交換器(E-67)中出來的氣體進入凈化除毒器(E-63，E-64)后送入權利要求1-8之一所述高CO高變換率等溫變換反應器(E-65)內；其中，進入凈化除毒器(E-63，E-64)的半水煤氣溫度為210°C?230°C，進入等溫變換反應器(E-65)的半水煤氣溫度為.230 O ?250 O ；2)半水煤氣在等溫變換反應器(E-65)內反應，上催化劑床(7)和下催化劑床(13)內的溫度為235°C?260°C，反應完畢后，變換氣從變換氣出口進入蒸汽干燥器(E-66)內將自產飽和蒸汽干燥；3)從蒸汽干燥器(E-66)出來的變換氣依次通過熱交換器(E-67)、鍋爐給水加熱器(E-68)、脫鹽水加熱器(E-69)、冷卻器(E-610)、第六水分離器(E-611)后送出界區；其中變換氣進入熱交換器(E-67)的溫度為230°C ?255°C，變換氣進入冷卻器(E-610)的溫度為75°C?80°C，變換氣進入第六水分離器(E-611)的溫度為35°C?50°C。
14.根據權利要求13所述的進行半水煤氣變換的工藝，其特征是，加熱的鍋爐脫鹽水送入汽包(1)，自產飽和蒸汽經干燥后，返回等溫變換反應器(E-65)參與變換反應，在所述變換反應器(E-65)底部補 入處于飽和狀態的汽水混合物。
【文檔編號】C01B3/16GK103435006SQ201310364045
【公開日】2013年12月11日 申請日期:2013年8月20日 優先權日:2013年8月20日
【發明者】謝定中 申請人:湖南安淳高新技術有限公司