专利名称：一种饱和塔等温炉串绝热炉co变换工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种CO变换工艺，具体指一种饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺。
背景技术：
我国本世纪初先后引进了十多套采用壳牌粉煤气化工艺的大型煤化工装置，该技术对煤质要求低、合成气中有效组分高、运行费用低且环境友好。壳牌粉煤气化生成的粗合成气采用废热锅炉冷却，粗合成气中CO干基体积含量高达60%以上，同时水蒸气体积含量小于20%，粗合成气具有水蒸气含量低和CO含量高的显著特点。
我国在引进壳牌粉煤气化技术时，此技术商业化运营仅限于使用净化后的粗合成气燃气蒸汽联合循环发电装置，不需要设置CO变换工序。但将壳牌粉煤气化技术用于造气来配套合成氨、制氢、合成甲醇等装置时就面临高浓度CO变换技术难题。所以壳牌粉煤气化技术的引进同时，也极大的推动了我国高浓度CO变换技术的发展和进步。CO变换是水蒸气和CO的等摩尔强放热反应，生成二氧化碳和氢气。对于不同的煤气化技术所生成的粗合成气，变换工序的化学反应过程均是相同的，但是变换流程需要根据粗合成气的特点进行有针对性的设计。对于壳牌煤气化技术生成的粗合成气，在变换工序进行CO变换反应时，变换流程设计的重点和难点是有效的控制CO变换反应的床层温度，延长变换催化剂的使用寿命。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绝热变换炉进行反应，段间移走反应热量。因此，导致现有的高浓度CO变换技术变换炉多、热量损失大、第一变换炉容易超温、催化剂寿命短等一系列问题。如申请号为201110260539. 7的中国发明专利申请所公开的《一种高水气比饱和热水塔分股CO变换工艺》，该高水气比饱和热水塔分股CO变换工艺全部采用绝热变换炉，反应级数较多，系统压降大，后系统对变换气压缩消耗的能耗高；尤其是第一变换炉采用绝热变换炉，炉壁要承受高温高压的变换气，造成设备壁厚大，设备投资高；并且第一变换炉催化剂长期处于较高温度下运行，运行环境苛刻，催化剂寿命较短，更换频繁，操作费用高；同时，第一变换炉采用绝热炉，温度控制较困难，容易出现超温问题，对变换工序安全运行造成不利影响，存在安全隐患。由于绝热反应级数多，变换工序开车时对催化剂硫化过程复杂，变换工序开车耗时长、费用高。
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饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，以解决现有饱和热水塔高水气比CO变换工艺流程长、绝热反应级数较多、系统压降大，设备投资高、变换炉容易超温、催化剂寿命短等一系列问题。本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为该饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤
由粉煤气化工段送来的粗煤气首先送入气液分离器进行气液相分离；由气液分离器顶部出来的粗煤气送入脱毒槽除去粗煤气中的杂质后，送入饱和塔内；粗煤气由饱和塔的下部送入饱和塔，从热水塔底部送出的工艺循环水经过换热至190 210°C后，由饱和塔的上部进入饱和塔，两股物流在饱和塔内进行逆流传热传质；由饱和塔底部送出的工艺循环水经饱和塔塔底泵加压后，返回至热水塔；粗煤气在饱和塔内被增湿提温后，由饱和塔顶部送出，经换热提温后，再与来自管网的中压过热蒸汽充分混和，再次提温增湿，随后分为两股，即第一股和第二股，第一股的体积为总体积的20 40%，第一股送入等温变换炉进行深度变换反应，控制进入等温变换炉的粗煤气的水/干气摩尔比为O. 9 I. 2、温度250 280°C ；出等温变换炉的变换混合气与第二股粗煤气混合后，进入气液混合器中，与来自 界区的中压锅炉水混合增湿后，送入第一绝热变换炉继续变换反应，控制进入第一绝热变换炉的混合气水/干气摩尔比为O. 55 O. 65、温度230 250°C ；出第一绝热变换炉的一变混合气经换热降温至200 220°C后，送入第二绝热变换炉继续进行变换反应；出第二绝热变换炉的二变混合气经换热降温至180 200°C后，由热水塔下部送入热水塔内，与从热水塔中部进入的工艺循环水进行逆流传质传热，在热水塔的上部喷入净化工艺冷凝液和中压锅炉水，工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7. O 10.0，进行逆流传质传热，在热水塔顶部得到降温后的变换混合气，在热水塔底部得到工艺循环水。上述从热水塔中部进入的工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4. O 6. O。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，所述的等温变换炉包括炉体，所述炉体内设有由多根换热管组成的换热管束，所述炉体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，炉体底部设有变换气出口和冷却水入口，所述炉体的中心设有气体收集器；其特征在于所述炉体包括可拆卸连接的上部第一段炉体和下部第二段炉体，所述第二段炉体内设有管状结构的筒体构成反应炉的气体分布器，该筒体的上、下两端分别连接在上管板和下管板上，所述上管板与所述炉体的内壁间隔有间隙，所述下管板的周缘密封连接所述炉体的内周壁；所述上管板的上方设有上封头，所述下管板的下方设有下封头，所述的换热管束设置在所述的筒体内，并且各所述换热管的两端分别固定在所述的上、下管板上并分别连通由上封头和上管板、下封头和下管板构成的空腔；所述气体收集器的上端连接所述的上管板，气体收集器的下端穿过所述的下封头位于下封头和所述炉体底部构成的空腔内；所述上封头上设有冷却水出口，该冷却水出口通过出水管连接所述的冷却水出口，并且所述的出水管包括可拆卸连接在一起的两部分；所述下封头上设有冷却水入口，该冷却水出口通过进水管连接所述的冷却水入口，并且所述的进水管包括可拆卸连接在一起的两部分；所述气体分布器上间隔均匀地设有多个气孔。较好的，第一段炉体和第二段炉体之间可以通过法兰连接，炉体可以支撑在裙座上立式放置。
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。较好的，上述方案中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3_。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IOOmm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。上述各方案中，所述气体收集器外露于所述下封头的部分呈喇叭状，并且所述气体收集器下端端口的中部设有挡板，所述挡板与所述气体收集器下端端口的周缘间隔有供 合成气流出的空隙。该结构可使出气体收集器的气流扩散流动，避免了气流直接冲击炉体下封头对炉体所造成的冲击损伤，并且可使出气体收集器的气体在下封头与炉体之间的空腔内短暂停留，保证了下封头内外的压力平衡，并且可使炉体和筒体以及下封头内外的环境温度相对均匀，不会产生应力集中。挡板与气体收集器之间可以通过支撑筋板焊接连接，并通过筋板加强。较好地，收集管顶部靠近上管板IOOmm内不开孔，以防止催化剂沉降引起反应气回流和短路。考虑到气体收集器的热膨胀，可以在所述上管板的下表面上设有连接套，所述气体收集器的上端部定位在该连接套内并与所述的上管板间隔有间隙，该间隙可供气体收集器热膨胀。考虑到反应炉内部的热膨胀，可以在所述的出水管上设置膨胀节，以解决内部反应系统整体热膨胀问题。下管板与炉体的连接方式可以有多种，较好的，可以在所述炉体的周壁上设有定位环，该定位环的上表面上设有环形凹槽；所述下管板上设有与所述凹槽相适配的环形凸块，所述凸块容置在所述凹槽内，并且凸块和凹槽之间设有密封圈。所述炉体的内周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，对应地，所述上管板的侧壁上设有多块定位块，各所述定位块容置在对应的左定位板和右定位板之间。较好的，上管板上焊接有4块定位块，与焊接在炉体内壁上的4组定位板配合径向定位，以保证内部管束的快速安装和所述凹凸槽的密封配合。上述方案中的等温变换炉整体上采用全径向Z型结构，反应气上进下出，换热管间为催化剂床层，管内走循环冷却水，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。与现有技术相比较，本发明的优点在于I、深度变换采用等温炉，系统压降小，节省后系统的压缩功，降低了能耗。2、等温变换炉操作温度低，催化剂运行环境温和，催化剂使用寿命长，变换工序容易实现长周期稳定运行。
3、变换工序自产的蒸汽经过绝热炉过热后，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。4、优选方案中所使用的等温变换炉，利用全径向反应器气体压降小的特点，对内部反应系统采用设备自重密封，且冷却水进出管和炉体均采用法兰连接，使内部反应系统可整体抽出，另外气体分布器的可拆卸结构为催化剂的快速装卸以及后期设备的检维修提供便利。5、内部反应系统循环冷却水出口膨胀节的设置和气体收集管顶套筒间隙定位，充分考虑高温应力工况，解决了内部反应系统的整体热膨胀和气体收集管的局部膨胀，有利于设备运行稳定和延长使用寿命。6、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，在气体分布器和收集管顶部都预留有IOOmm不开孔区，可防止变换气的回流、短路。·
7、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，且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。
图I为本发明实施例中等温变换炉装配结构的平面示意图；图2为本发明实施例中上管板定位示意图；图3为本发明实施例中下管板定位示意图；图4为本发明实施例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为本发明实施例中气体收集器结构示意图；图7为本发明实施例的工艺流程示意图。
具体实施例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I至图6所示，本实施例中所使用的等温变换炉5包括炉体51，包括主体511、上封头515和下封头512，主体511与上封头515之间设有过渡段518，主体511与过渡段518之间采用法兰可拆卸连接，主体511与下封头512、上封头515与过渡段518之间均为焊接连接。上封头515顶部设有反应气入口 516和上部检修人孔517，过渡段518侧壁上设有循环冷却水出口 514，主体511下端侧壁设有下部检修人孔513，下封头底部设有冷却水入口 519和变换气出口 5110，炉体51底部坐落在裙座56上，裙座56为该等温变换炉的支撑底座。内部反应系统，主要由换热管束52、气体分布器53、气体收集管54、椭圆形上封头526和球形下封头522等部件组成。上封头526顶部设有与上述循环冷却水出口 514相连通的冷却出水管525，出水管竖直部分的中部设有膨胀节，膨胀节的作用是消除出水管热膨胀所产生的应力；出水管的水平部分分为两段，这两段通过法兰可拆卸连接在一起。圆形下封头522上设有与上述下部检修人孔513相通的内部检修人孔521和与上述冷却水入口519法兰连接的循环冷却水进口管段。内部反应系统还包括上管板527和下管板5210，上管板527依靠焊接在上管板上的四块定位块5211和焊接在设备筒体上的四组定位板5212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。主体511的内周壁上焊接有定位环5215，该定位环的上表面上设有环形凹槽；定位环的底部设有十六块均布的支撑筋板5213，这些支撑筋板焊接在主体511和定位环5215上，以加强定位环的承重；定位环上还设置八颗顶丝5214，方便反应系统的拆卸。下管板5210上设有与凹槽相适配的环形凸块，凸块容置在凹槽内，并且凸块和凹槽之间设有密封圈5217。定位环的上表面和主体511的内壁之间还焊接有四块定位锥5216，定位锥成45°倾斜；定位锥的作用主要是用于对下管板定位。上、下管板上均设有供各换热管528插设的管孔，各换热管的两端分别插设在对应的管孔内形成换热管束，各换热管之间间隙内装填有催化剂，换热管束的中部设有多个用于支撑换热管束的支撑件529。
气体分布器53，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535和外筒体534，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533，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535和外筒体534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，同时，内、外筒距离上管板IOOmm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。内筒和外筒的顶部和底部均设有二组半环板531，半环板分割位置与内筒和外筒一致，且与竖向连接板533焊接在一起，半环板531端部设有八个支耳532，用于上下段气体分布器之间的栓接和定位，最上段筒体的上端依靠与上管板527焊接的定位环定位，最下段筒体的下端放入下管板上5210开的环形槽内定位。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效率。气体收集器54，包括收集管543，其上开有宽度小于3mm的长条形气体收集孔，同样，在收集管顶部靠近上管板527留IOOmm高度不开孔，以防止因催化剂沉降引起的反应气短路。收集管顶部焊接有圆形盖板542，圆形盖板外侧设有焊接在上管板527的收集管定位套筒541，套筒与所述盖板542之间留2mm间隙，盖板与上管板527间设有30mm间隙以解决气体收集管54热膨胀问题。收集管543下端与内部反应系统球形下封头522焊接连接。所述收集管底部设有扩管段545，扩管底部出口设有中心圆形挡板547，使气体呈扩散状流动，中心挡板与扩管段通过支撑筋板546焊接连接，并通过焊接54块支撑筋板544加强。如图7所示，本实施例的CO变换工艺如下由粉煤气化工段送来的饱和了水蒸气的粗煤气温度160°C，压力3. 7Mpa，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，所以粗煤气首先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I的底部出口流出。从气液分离器I顶部出来的经过分液后的粗煤气送入脱毒槽2除去粗煤气中的灰分和重金属等杂质，然后进入饱和塔3的底部。
粗煤气在饱和塔3内与来自热水塔13温度为190°C 200°C的工艺循环水逆流接触进行传热传质，出饱和塔3底部的工艺循环水经饱和塔塔底泵4加压，送回热水塔13再次加热循环使用，同时抽出工艺循环水总量的3% 8%去后系统进行汽提，防止有害物质在工艺循环水系统中累积。粗合成气在饱和塔3内被增湿提温，温度达到185°C 190°C，水/干气摩尔比为O. 58 O. 62，经粗合成气加热器9提温至205°C 210°C，混入来自甲烷化和蒸汽管网的4. 0Mpa，400°C中压过热蒸汽，调节粗合成气水/干气摩尔比为O. 9 I. I、温度为250°C后分为两股，即第一股和第二股，第一股的体积流量为总流量的30%，第一股从等温变换炉入口 516进入等温变换炉5中进行深度反应。反应放出的热量被反应器内设置的换热管528内的冷却水吸收，部分冷却水吸热后变为汽相，气液两相通过循环冷却水出口 514返回汽包6内，在汽包6内进行气液相分尚，分尚出的气相中压蒸汽去甲烧化工序进行过热，分离出的液相会同补入的中压锅炉水从汽包6底部依靠重力流出，通过冷却水入口 519重新进入等温变换炉换热管528内吸收变换反应所放出的热量。等温变换炉换热管528内所产生的气液两相流体以及重新进入的冷却水通过热虹吸完成循环，节省了动力消耗。从变换气出口 5110出等温变换炉5的等温变换气温度约为260°C，CO干基体积含 量约为2. 0% 3. O%，等温变换气与另一股粗合成气混合，进入气液混合器7中，与来自界区的4. OMpa、130°C中压锅炉给水充分混合，进行激冷增湿，调节混合气温度至230°C，水/干气摩尔比为O. 58 O. 60，进入1#绝热变换炉8继续变换反应。出1#绝热变换炉8的一变混合气温度约为350°C 355°C，CO干基体积含量约为5. 0% 5. 5%。一变混合气依次进入粗合成气加热器9、变换气冷却器10与粗合成气、工艺循环水换热降温至200°C，进入2#绝热变换炉11继续进行变换反应。出2#绝热变换炉11的二变混合气温度约为230°C 235°C，CO干基体积含量约为I. 0% I. 5%，二变混合气进入变换气后冷却器12与来自热水塔13的工艺循环水换热冷却至185°C，进入热水塔13下部。二变混合气在热水塔13中部与来自饱和塔3的工艺循环水逆流传热传质，在热水塔13上部与来自后系统的工艺冷凝液及补充的中压锅炉给水逆流传热传质。由热水塔13底部送出的工艺循环水温度为167°C，经热水塔塔底泵14加压，依次经变换气后冷却器12和变换气冷却器10提温至195°C，送入饱和塔3上部。由热水塔13顶部送出的变换气温度约为160°C，送入下游工段回收低温余热。等温变换炉5通过锅炉给水方式移去变换反应热，同时副产压力4. OMpa、温度251°C的中压饱和蒸汽，副产的中压饱和蒸汽进入汽包6分离液相，汽包6顶部送出的中压饱和蒸汽去甲烷化工序进行过热至400°C，然后和管网的中压过热蒸汽一起作为变换反应的补充蒸汽注入预变混合气中，汽包6底部的液相通过热虹吸方式进入等温变换炉5中循环使用，同时由界区向汽包6内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定。对比例对于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，进入变换工段的有效气(H2+C0)大约为85000Nm3/ h，在此基准下对一种高水气比饱和热水塔分股CO变换工艺和一种饱和塔等温串绝热炉CO变换工艺主要参数进行对比见表I。
表I
权利要求
1.一种饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤 由粉煤气化工段送来的粗煤气首先送入气液分离器进行气液相分离； 由气液分离器顶部出来的粗煤气送入脱毒槽除去粗煤气中的杂质后，送入饱和塔内； 粗煤气由饱和塔的下部送入饱和塔，从热水塔底部送出的工艺循环水经过换热至190 210°C后，由饱和塔的上部进入饱和塔，两股物流在饱和塔内进行逆流传热传质；由饱和塔底部送出的工艺循环水经饱和塔塔底泵加压后，返回至热水塔； 粗煤气在饱和塔内被增湿提温后，由饱和塔顶部送出，经换热提温后，再与来自管网的中压过热蒸汽充分混和，再次提温增湿，随后分为两股，即第一股和第二股，第一股的体积为总体积的20 40%，第一股送入等温变换炉进行深度变换反应，控制进入等温变换炉的粗煤气的水/干气摩尔比为O. 9 I. 2、温度250 280°C ； 出等温变换炉的变换混合气与第二股粗煤气混合后，进入气液混合器中，与来自界区的中压锅炉水混合增湿后，送入第一绝热变换炉继续变换反应，控制进入第一绝热变换炉的混合气水/干气摩尔比为O. 55 O. 65、温度230 250°C ； 出第一绝热变换炉的一变混合气经换热降温至200 220°C后，送入第二绝热变换炉继续进行变换反应； 出第二绝热变换炉的二变混合气经换热降温至180 200°C后，由热水塔下部送入热水塔内，与从热水塔中部进入的工艺循环水进行逆流传质传热，在热水塔的上部喷入净化工艺冷凝液和中压锅炉水，工艺循环水与净化冷凝液和中压锅炉水的摩尔比为7. O 10.0，进行逆流传质传热，在热水塔顶部得到降温后的变换混合气，在热水塔底部得到工艺循环水。
上述从热水塔中部进入的工艺循环水的用量与进入气液分离器的干基粗煤气的摩尔比为4. O 6. O。
2.根据权利要求I所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述的等温变换炉包括炉体，所述炉体内设有由多根换热管组成的换热管束，所述炉体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，炉体底部设有变换气出口和冷却水入口，所述炉体的中心设有气体收集器；其特征在于所述炉体包括可拆卸连接的上部第一段炉体和下部第二段炉体，所述第二段炉体内设有气体分布器，该气体分布器的上、下两端分别连接在上管板和下管板上，所述上管板与所述炉体的内壁间隔有间隙，所述下管板的周缘密封连接所述炉体的内周壁；所述上管板的上方设有上封头，所述下管板的下方设有下封头，所述的换热管束设置在所述的气体分布器内，并且各所述换热管的两端分别固定在所述的上、下管板上并分别连通由上封头和上管板、下封头和下管板构成的空腔；所述气体收集器的上端连接所述的上管板，气体收集器的下端穿过所述的下封头位于下封头和所述炉体底部构成的空腔内；所述上封头上设有冷却水出口，该冷却水出口通过出水管连接所述的冷却水出口，并且所述的出水管包括可拆卸连接在一起的两部分；所述下封头上设有冷却水入口，该冷却水出口通过进水管连接所述的冷却水入口，并且所述的进水管包括可拆卸连接在一起的两部分。
3.根据权利要求2所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述的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3所述的饱和塔等温炉串绝热炉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4所述的饱和塔等温炉串绝热炉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CO全径向等温变换炉，其特征在于所述气体分布器和气体收集器在靠近所述上管板IOOmm以内的位置均不开设气孔。
7.根据权利要求2至6任一权利要求所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述气体收集器外露于所述下封头的部分呈喇叭状，并且所述气体收集器下端端口的中部设有挡板，所述挡板与所述气体收集器下端端口的周缘间隔有供合成气流出的空隙。
8.根据权利要求7所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述上管板的下表面上设有连接套，所述气体收集器的上端部定位在该连接套内并与所述的上管板间隔有间隙。
9.根据权利要求8所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述的出水管上设有膨胀节。
10.根据权利要求9所述的饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺，其特征在于所述炉体的周壁上设有定位环，该定位环的上表面上设有环形凹槽；所述下管板上设有与所述凹槽相适配的环形凸块，所述凸块容置在所述凹槽内，并且凸块和凹槽之间设有密封圈；所述炉体的内周壁上设有多组定位板，每组定位板包括上、下间隔设置的上定位板和下定位板，对应地，所述上管板的侧壁上设有多块定位块，各所述定位块容置在对应的上定位板和下定位板之间。
全文摘要
本发明涉及一种饱和塔等温炉串绝热炉CO变换工艺。其特征在于包括下述步骤气液分离的粗煤气除去杂质后送入饱和塔内，在饱和塔内被增湿提温后，再与来自管网的中压过热蒸汽充分混和，再次提温增湿，随后分为两股，即第一股和第二股，第一股的体积为总体积的20～40%，第一股送入等温变换炉进行深度变换反应，出等温变换炉的变换混合气与第二股粗煤气混合后，进入气液混合器中，与来自界区的中压锅炉水混合增湿后，送入第一绝热变换炉继续变换反应。与现有技术相比较，本发明所提供的饱和塔串等温炉CO变换工艺，解决了现有技术饱和热水塔高水气比CO变换工艺流程长、绝热反应级数较多、系统压降大，设备投资高、变换炉容易超温、催化剂寿命短等一系列问题。
文档编号C10K3/02GK102888252SQ20121037812
公开日2013年1月23日 申请日期2012年10月8日 优先权日2012年10月8日
发明者许仁春, 邹杰, 徐洁, 唐永超, 涂林 申请人:中国石油化工集团公司, 中石化宁波工程有限公司, 中石化宁波技术研究院有限公司