一种高co高变换率等温变换反应器的制造方法
【专利摘要】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。
【专利说明】一种高CO高变换率等温变换反应器
【技术领域】
[0001]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】
[0002]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H2，其变换的反应式为:
CCHH2O (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H2O (水蒸气)按反应式过量，才能使反应向生成H2方向进行。
[0003]催化剂为钴、钥变换催化剂，其活性成分为MoS。变换催化剂的使用温度范围为230O?470O。
[0004]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。
[0005]例如:煤气中CO 65% (干基)，水气比R=L 15，变换后C08.6% (干基)，按:
CO + H2O = CO2 + H2 + Q
65 115 4.3 23.7
计算反应掉一氧化碳Λ CO ； (65- Δ CO) / (100+ Δ CO) =0.086Δ C0=52
反应后反应热:9590cal/mol,
放出热:52X9590=498680Kcal/h，
Cp: 9.01kcal/kmol°C,
反应后物料:215kmol/h，
498680-=215 X 9.0lX At，
Δ 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%，一进入反应器，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CO降至1.5%)如再多变换1%(变换气CO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。
[0006]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，CO变换一部分，气体中CO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，CO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CO含量。
[0007]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-1l，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。
[0008]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400°C，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】
[0009]针对现有的闻CO反应器存在的上述不足，本发明旨在提供一种闻CO闻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。
[0010]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。
[0011]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。
[0012]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。
[0013]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。
[0014]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。
[0015]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%.。
[0016]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。
[0017]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。
[0018]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:
I)、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2600C?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。
[0019]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。
[0020]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。
[0021]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:
I)、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 0C ；
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 V，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。
[0022]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。
[0023]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。
[0024]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 V，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。
[0025]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。
[0026]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。
[0027]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。
[0028]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CO、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0.6MPa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CO为0.8%，一台内径4000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。
【专利附图】
【附图说明】
[0029]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】
[0030]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MOS、COS为活性组成的耐硫钴钥型催化剂，本发明在催化床层温度，只要高于露点温度30V?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。。?8。。内。
[0031]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I组合构成。
[0032]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I连通。
[0033]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。
[0034]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CO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。
[0035]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。
[0036]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。
[0037]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。
[0038]汽包I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I。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I中分离，蒸汽外送，水下降，完成一个水汽循环。
[0039]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。
[0040]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。
[0041]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。
[0042]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。
[0043]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。
[0044]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。
[0045]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-511、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。
[0046]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 (—个过滤另一个清理)，将粉尘清除至?
0.1mg,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。
[0047]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。[0048]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 (—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CO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CO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750C?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-611，将冷凝水分离，变换气送出界区。
[0049]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。
[0050]本发明中的CO百分数均表示体积浓度。
[0051 ] 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。
【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(I)连通，该汽包(I)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CO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:I)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(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(I)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:O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)后经气体压缩机(E-55)压缩进入除油器(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 O ?250 O ；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。
【文档编号】C01B3/16GK103435006SQ201310364045
【公开日】2013年12月11日 申请日期:2013年8月20日 优先权日:2013年8月20日
【发明者】谢定中 申请人:湖南安淳高新技术有限公司