专利名称：一种低水气比预变串等温co变换工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及到CO变换工艺，具体指一种低水气比预变串等温CO变换工艺。
背景技术：
近年来我国受石油资源日趋紧张影响，煤化工转入了一个快速发展的阶段，我国相继引进了十多套壳牌的粉煤气化技术来制取合成气。壳牌煤气化技术对煤质要求低、合成气中有效组分高、运行费用低且环境友好。该技术粗合成气的冷却采用废热锅炉，生成的粗合成气中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。变换工序是水蒸气和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，下游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、减少变换级数和设备投资、降低变换工序的压力降以及节省中压蒸汽和动力消耗等。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变换技术工艺流程长、热量损失多、变换炉易超温、催化剂运行环境苛刻寿命短以及能耗高等一系列问题。如申请号为200910056342. 4的中国发明专利申请所公开的《分流式等温耐硫变换工艺及其设备》，该工艺存在下述问题I、没有具体界定进入每台变换炉的变换气的水/干气摩尔比以及温度和催化剂空速参数，仅给出了一个宽泛的温度和水/干气摩尔比范围，这样是无法完成变换反应的。如给出水/干气摩尔比O 2. O,如果水/干气摩尔比为0，肯定无法发生变换反应，因为变换反应是水蒸气和CO的反应，没有了水蒸气，用什么进行变换反应？又如何进行变换反应？如果水/干气摩尔比为2.0，则过高的水气比极易造成催化剂反硫化，也是无法维持变换工序长周期稳定运行。对于一套设置科学合理的CO变换流程，必须需要准确的给定每一台变换炉进口和出口温度范围、变换气的水/干气摩尔比以及变换气经过变换床层时的催化剂空速，否则变换炉内会发生严重的副反应，CO变换装置肯定不能正常运行。2、发明中所称述的第一级变换反应步骤为绝热变换反应，第一级变换反应出来的第一变换气温度为400 500°C，没有给出具体的进入第一级变换反应的变换气的水/干气摩尔比和空速，这个温度范围对于低水气比的高浓度CO变换反应存在严重的甲烷化副反应！根本无法进行正常的变换反应。3、等温变换炉是否采用强制循环移热，取决于等温变换炉的规格尺寸是根据什么条件来设计的。事实上等温变换炉的规格尺寸是由通过的变换气量来计算确定的，而不是由需要移出的反应热强度来决定和主导，所以采用密度差推动的自然循环，完全可以满足反应热的及时移出，同时可以节约设备投资，降低装置运行能耗。总之，对于变换反应流程设计，只能也必须是根据具体的气化技术进行有针对性的设计，目前没有一种变换技术可以同时满足多种煤气化技术所生成的粗合成气。在变换流程设计中，宽泛的操作温度范围和宽泛的水气比参数，可能会出现一个荒谬的和灾难性的后果。曾经有某变换工序在开车过程中第一变换炉的水气比由原设计的O. 18偏移到了
0.25，最后导致第一变换炉出口变换气温度由4001飙升到5801!发生了严重的甲烷化等副反应，后经分析化验发现出口变换气中不但有甲烷气体，还有乙烯气体！
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低水气比预变串等温CO变换工艺，以解决现有壳牌低水气高浓度CO变换技术工艺流程长、热量损失多、变换炉易超温、催化剂寿命短以及能耗高等一系列问题。本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为该低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤气化工序送来的粗煤气首先进入气液分离器分离出液相，进入粗煤气换热器与来自等温变换炉的变换混合气换热至190°C 230°C，然后和来自管网的温度为400°C、压力为4. OMpa的中压过热蒸汽充分混合后进入脱毒槽除去粗煤气中的杂质；控制进入脱毒槽的粗煤气温度为200 220°C、水/干气摩尔比为O. 19 O. 23 ;由脱毒槽出来的粗煤气进入预变换炉进行初步的变换反应，控制进入预变换炉的粗煤气水/干气摩尔比为O. 19 O. 23、温度为200 220°C，控制预变换炉内催化剂空速为5000 7000，出预变换炉的预变混合气温度为360°C 390°C，CO干基体积含量约为34% 38% ；向预变混合气中补充来自管网的温度为400°C、压力为4. OMpa的中压过热蒸汽和等温变换自产的温度251°C，压力4. OMpa的中压饱和蒸汽，调节预变混合气水/干气摩尔比为O. 50 O. 55，进入气液混合器中；同时向气液混合器中补入215°C中压锅炉给水对预变混合气激冷增湿，并再次微调预变混合气的水/干气摩尔比以及温度，使气液混合器的出口气体的温度降至245°C 255°C、水/干气摩尔比为O. 60 O. 70，然后进入等温变换炉进行深度变换，控制等温变换炉内催化剂空速为1000 3000，等温变换炉的温度为250 270。。。等温变换炉正常反应温度控制在250°C左右，允许反应温度有10°C 20°C的波动。出等温变换炉的等温变换气温度为260°C 270°C，CO干基体积含量为I. 0%
1.5%，等温变换气进入粗煤气预热器加热粗煤气后送下游进行余热回收；等温变换炉内换热管的进口连接汽包的锅炉给水出口，锅炉给水在等温变换炉内吸热后变成压力4. OMpa、温度251°C的中压饱和蒸汽，该中压饱和蒸汽进入汽包分离出液相后由汽包顶部送出全部混入预变混合气中，汽包底部排出的液相通过自循环方式进入等温变换炉中循环使用；同时由界区向汽包内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定。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，所述的等温变换炉可以包括炉体，为封闭壳体，炉体的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，炉体底部设有冷却水入口 ；换热管束，设置在所述炉体内，由多根相互平行的换热管组成；气体分布器，设置在所述炉体内，进入炉体内的气体经气体分布器均流后进入催化剂床层；上管板和下管板，连接在所述气体分布器的上、下两端，其上设有多个管孔，各换热管的两端分别插设在上、下管板上对应的管孔内；·气体收集器，用于收集反应后的合成气，纵向设置在所述炉体中部；其特征在于所述炉体包括可拆卸连接在一起的上段、中段和下段，所述炉体的顶部还设有变换气出口 ；所述气体收集器的下端连接所述下管板，所述上管板上设有连接孔，所述气体收集器的上端穿过该连接孔可拆卸连接出气管；该出气管的另一端穿过所述的变换气出口并外露于所述炉体；所述上管板的上方密封连接环形上封头，所述下管板密封连接所述炉体并位于所述中段和所述下段之间。较好的，上述三段炉体可以通过法兰连接，炉体可以支承在裙座上立式放置。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，各所述分段均可以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。为了减小气体二次分布时的流动阻力，所述内筒上的气孔的密度可大于所述外筒的密度，并且所述内筒上的气孔的孔径小于等于3mm。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。为了及时有效地移除反应热，所述的冷却水出口可以有两个，连接所述上封头与两个冷却水出口的出水管也有两根。两个冷却水出口的设计能够加快冷却水的流动,从而快速移除反应热。考虑到水管的热膨胀和气体收集器的热膨胀，可以在所述出水管上设有膨胀节；所述气体收集器位于所述上封头与所述炉体空腔内的部分上也设有膨胀节。上管板与炉体的连接方式可以有多种，较好的，可以在所述上管板的侧壁上间隔设有多块定位块，对应地，所述炉体的内侧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，各所述定位块位于对应的左、右定位板之间。所述气体收集管在上下管板之间部分间隔均匀地设有多个气孔，并且所述气体收集管在靠近上管板底面IOOmm内不开孔，以防止催化剂沉降引起反应气回流和短路。所述下管板的上表面上设有连接套，所述气体收集器的下端部定位在该连接套内并与所述下管板的上表面间隔有间隙。间隙的设置主要是为了提供热膨胀的尺寸变化空间。上述等温变换炉整体上采用全径向Π型结构，反应气上进上出，换热管间装填催化剂，管内走冷却水，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。本发明所提供的变换工艺与现有全流程采用绝热反应器的CO变换工艺相比较，本发明具有下述特点I、变换流程短，阻力小，节省后系统的压缩功，降低了能耗。 2、使用等温变换炉替代了至少两级绝热变换炉，减少了变换炉台数，节省了设备投资。3、等温变换炉操作温和，不会出现超温问题，能够有效保证催化剂的使用寿命，并且变换工序运行更加稳定；4、变换工序自产的蒸汽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。与现有分流式等温耐硫变换工艺相比较，本发明具有下述优点I、预变换炉前设置了脱毒设备，对从气化送来的粗合成气进行过滤，较好的保护了变换催化剂，延长了催化剂的使用寿命，降低了变换工序的操作费用，同时变换工序运行更为稳定；2、预变换炉内催化剂采用高空速操作，炉内温度不超过400 V，预变催化剂使用寿命长，在此温度下不会发生甲烷化副反应，能够确保变换反应平稳进行。3、基于等温变换炉的规格尺寸是由通过的变换气量来确定，而不是由需要移出的反应热强度来决定和主导，所以采用密度差推动的自然循环，完全可以满足反应热的及时移出，取消了用于强制循环的机泵，节约了设备投资，降低了装置运行能耗。4、通过对变换流程的合理优化，变换工序所产蒸汽全部用于自身变换反应，取消了蒸汽过热器，降低了设备投资。本发明优选方案中的等温变换炉与现有技术中的等温变换炉相比较，冷却水循环阻力小，能够高速循环，从而达到快速移出高浓度CO变换反应热；因此可通过控制循环水量达到控制变换反应温度的目的，冷却水出口可以设置汽包副产蒸汽，回收余热，反应器结构简单，投资少，可控性强。冷却水出口管、气体收集器和炉体均采用法兰连接，使外部炉体可拆卸为上段、中段和下段三部分，使内部反应系统可整体抽出，加上气体分布器的分段拼接设计和可拆式栓接结构为催化剂的快速装卸以及后期设备的检维修提供了便利。充分考虑高温应力工况，在内部反应系统两个循环冷却水出口和气体收集器上端均设置有膨胀节，解决了内部反应系统整体向上的热膨胀；气体收集管底套筒间隙定位，解决了气体收集管向下的局部膨胀，这有利于设备的长周期稳定运行和使用寿命的延长。CO全径向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，在气体分布器顶部和气体收集管靠近上管板处都预留有IOOmm不开孔区，可防止催化剂沉降引起的变换气回流、短路。变换炉所采用的全径向Π型结构，反应气上进上出，充分利用了径向反应器分流流道静压沿流体流动方向而升高，集流流道静压沿流动方向降低的特点，有利于变换气在催化剂床层的均匀分布和稳定流动，使反应更加稳定，变换效率高。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，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；且利用径向反应器阻力小的特点可提高空速，增加转化率，提高设备的生产能力。
图I为本发明实施例I装配结构的剖视示意图；图2为本发明图I中位置532的放大图；图3为本发明实施例I中上管板与炉体内壁之间定位结构的平面示意图； 图4为本发明实施例I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I中环形封头的平面示意图；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的结构描述如下如图I至图6所示，该CO全径向等温变换炉包括炉体51，包括上段515、中段512和下段511，上段515为焊接有直边段的椭圆形封头，上段515与中段512之间、中段512与下段511之间均采用法兰可拆卸连接。上段515的封头顶部设有反应气入口 516、变换气出口 517和上部检修人孔518，其直边段侧壁上设有两个对称布置的循环冷却水出口 514A和514B，下段511底部设有冷却水入口 519，炉体I底部坐落在裙座55上，裙座55为该等温变换炉的支撑底座。在炉体内，有由多根换热管537组成的换热管束，换热管束的中部设有多个用于支撑换热管束的支撑件536。各换热管的两端分别插设在上管板534和下管板531上对应的管孔内形成换热管束，各换热管之间的间隙内装填有催化剂。上管板534由两个管板534A和534B依靠螺栓539连接组成，534A和534B之间设有垫片5310密封。上管板依靠焊接在上管板534B上的四块定位块5352和焊接在设备筒体上的四组定位板5351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。上管板534上表面设有环形封头533，上管板的中部设有供气体收集器52穿过的连接孔，环形封头顶部设有两个对称布置并分别与上述循环冷却水出口 514A和514B相连通冷却出水管513A和513B，两个出水管竖直部分均设有膨胀节以消除反应炉向上热膨胀所产生的应力，两个出水管的水平管段均为法兰可拆连接，以方便外部炉体和内部系统的可拆分离。下管板531位于中段512和下段511之间，并且相对接的端面之间设有密封垫片，上段512、下管板531和下段511通过螺栓连接在一起。换热管束外侧由筒状的气体分布器54包裹,气体分布器54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545和外筒体544，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543，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545和外筒体544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3_，内筒和外筒的顶部和底部均设有二组半环板541，半环板分割位置与内筒和外筒一致，且与竖向连接板543焊接在一起，半环板541端部设有八个支耳542，用于上下段气体分布器之间的栓接和定位，最上段分布器的上端依靠与上管板534焊接的定位环5311定位，最下段筒体的下端放入下管板531开的环形槽内定位，同时，最上面一段气体分布器的内、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。气体分布器的分段螺栓可拆连接设计，可以有效提闻催化剂的装卸和更换效率。 气体收集器52，其上端穿过上管板534上的连接孔并通过法兰连接变换气出口517，气体收集器在上管板534的连接孔内环焊密封固定。气体收集器位于上管板534和下管板531之间部分的侧壁上间隔均匀地开有宽度小于3mm的长条形气体收集孔，同样，为防止因催化剂沉降引起的反应气回流、短路，在收集管靠近上管板534下表面以下部分留IOOmm高度区域不开孔。收集管底部焊接有圆形盖板521，圆形盖板外侧设有焊接在下管板531上的收集管定位套筒522，套筒522与所述盖板521之间留2_间隙，盖板与下管板531间设有30_间隙以解决气体收集管52向下的局部热膨胀问题。所述气体收集器与变换气出口连接的管段上设有膨胀节，和循环水出口管段513A、513B上的膨胀节一起，解决了内部系统向上的整体热膨胀问题。如图7所示，本实施例的低水气比预变串等温CO变换工艺步骤如下①由壳牌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，所以粗煤气在进入预变换炉之前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。由气液分离器I顶部出来的经过分液后的粗煤气经粗煤气预热器6与等温变换气换热提温到190°C 230°C，再与来自管网温度400°C，压力4. OMpa的少量中压过热蒸汽充分混合，调节水/干气摩尔比为O. 19
O.23，进入脱毒槽2除去粗煤气中的灰分和重金属等杂质。控制进入脱毒槽2的粗煤气水/干气摩尔比为O. 18 O. 22，然后进入预变换炉3进行初步的变换反应，控制预变换炉内催化剂空速为5000 7000、水/干气摩尔比为O. 18 O. 22 ;出预变换炉3的预变混合气温度为360°C 390°C，CO干基体积含量约为34% 38% ;向预变混合气中补充来自管网的温度400°C，压力4. OMpa的中压过热蒸汽和等温变换自产的温度251°C，压力4. OMpa的中压饱和蒸汽，调节预变混合气水/干气摩尔比为O. 50 O. 55，然后进入气液混合器4中，用215°C中压锅炉给水对预变混合气激冷增湿并再次微调预变混合气水/干气摩尔比，使其温度降至245°C 255°C，水/干气摩尔比为O. 60 O. 70，进入等温变换炉5进行深度变换，控制等温变换炉内催化剂空速为1000 3000，等温变换炉的温度为250°C，等温变换炉温升10°C 20°C，出等温变换炉5的等温变换气温度约为260°C 270°C，CO干基体积含量约为I. 0% I. 5%，等温变换气进入粗煤气预热器6加热粗煤气后送下游进行余热回收。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7分离液相，由汽包7顶部送出的中压饱和蒸汽作为变换反应的补充蒸汽混入预变混合气4，汽包7底部的液相通过自循环方式进入等温变换炉5中循环使用，同时由界区向汽包7内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定。对比例对于配套于相同规模壳牌粉煤气化造气的分流式等温耐硫变换工艺和等温变换串绝热变换工艺主要参数进行对比见表I。表I
权利要求
1.一种低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤 气化工序送来的粗煤气首先进入气液分离器分离出液相，进入粗煤气换热器与来自等温变换炉的变换混合气换热至190°c 230°C，然后和来自管网的温度为400°C、压力为4.OMpa的中压过热蒸汽充分混合后进入脱毒槽除去粗煤气中的杂质；控制进入脱毒槽的粗煤气温度为200 220°C、水/干气摩尔比为O. 19 O. 23 ; 由脱毒槽出来的粗煤气进入预变换炉进行初步的变换反应，控制进入预变换炉的粗煤气水/干气摩尔比为O. 19 O. 23、温度为200 220°C，控制预变换炉内催化剂空速为5000 7000，出预变换炉的预变混合气温度为360°C 390°C，CO干基体积含量约为34% 38% ； 向预变混合气中补充来自管网的温度为400°C、压力为4. OMpa的中压过热蒸汽和等温变换自产的温度251°C，压力4. OMpa的中压饱和蒸汽，调节预变混合气水/干气摩尔比为O. 50 O. 55，进入气液混合器中；同时向气液混合器中补入215°C中压锅炉给水对预变混合气激冷增湿，并再次微调预变混合气的水/干气摩尔比以及温度，使气液混合器的出口气体的温度降至245°C 255°C、水/干气摩尔比为O. 60 O. 70，然后进入等温变换炉进行深度变换，控制等温变换炉内催化剂空速为1000 3000，等温变换炉的温度为250 270。。。
等温变换炉正常反应温度控制在250°C左右，允许反应温度有10°C 20°C的波动。
出等温变换炉的等温变换气温度为260°C 270°C，CO干基体积含量为I. O % I. 5 %，等温变换气进入粗煤气预热器加热粗煤气后送下游进行余热回收； 等温变换炉内换热管的进口连接汽包的锅炉给水出口，锅炉给水在等温变换炉内吸热后变成压力4. OMpa、温度251°C的中压饱和蒸汽，该中压饱和蒸汽进入汽包分离出液相后由汽包顶部送出全部混入预变混合气中，汽包底部排出的液相通过自循环方式进入等温变换炉中循环使用；同时由界区向汽包内补充中压锅炉给水，以维持汽包液位的稳定。
2.根据权利要求I所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述的等温变换炉包括 炉体，为封闭壳体，炉体的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，炉体底部设有冷却水入口 ； 换热管束，设置在所述炉体内，由多根相互平行的换热管组成； 气体分布器，设置在所述炉体内，进入炉体内的气体经气体分布器均流后进入催化剂床层； 上管板和下管板，连接在所述气体分布器的上、下两端，其上设有多个管孔，各换热管的两端分别插设在上、下管板上对应的管孔内； 气体收集器，用于收集反应后的合成气，纵向设置在所述炉体中部； 其特征在于 所述炉体包括可拆卸连接在一起的上段、中段和下段，所述炉体的顶部还设有变换气出口 ；所述气体收集器的下端连接所述下管板，所述上管板上设有连接孔，所述气体收集器的上端穿过该连接孔可拆卸连接出气管；该出气管的另一端穿过所述的变换气出口并外露于所述炉体； 所述上管板的上方密封连接环形上封头，所述下管板密封连接所述炉体并位于所述中段和所述下段之间。
3.根据权利要求I所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述气体分布器包括可拆卸连接在一起的多个分段，并且各分段又有两个半圆筒可拆卸连接构成。
4.根据权利要求2所述的低水气比预变串等温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3所述的低水气比预变串等温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大于等于3mm。
6.根据权利要求5所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于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。
7.根据权利要求2至6任一权利要求所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述的冷却水出口有两个，连接所述上封头与两个冷却水出口的出水管也有两根。
8.根据权利要求6所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述出水管上设有膨胀节；所述气体收集器位于所述上封头与所述炉体空腔内的部分上也设有膨胀节。
9.根据权利要求7所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述上管板的侧壁上间隔设有多块定位块，对应地,所述炉体的内侧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，各所述定位块位于对应的左、右定位板之间。
10.根据权利要求8所述的低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于所述气体收集管在靠近上管板底面1OOmm内不开孔；所述下管板的上表面上设有连接套，所述气体收集器的下端部定位在该连接套内并与所述下管板的上表面间隔有间隙。
全文摘要
本发明涉及到一种低水气比预变串等温CO变换工艺，其特征在于包括下述步骤粗煤气气液分离换热升温至190℃～230℃，除去杂质，调节温度为200～220℃、水/干气摩尔比为0.19～0.23，送入预变换炉进行初步变换，出预变换炉的预变混合气再次调节水气比，送入等温炉进行深度变换反应。与现有技术相比较，本发明变换流程短，阻力小，节省后系统的压缩功，降低了能耗；使用等温变换炉替代了至少两级绝热变换炉，减少了变换炉台数，节省了设备投资，且反应容易控制。
文档编号C01B3/16GK102887481SQ201210378068
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, 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