束管式水床移热复合型CO变换装置及变换工艺的制作方法

本发明涉及一种CO变换反应装置及工艺，尤其涉及到煤化工等领域对原料气进行CO变换，生产CO₂和H₂的基本工艺，具体涉及束管式水床移热复合型CO变换装置及变换工艺。

背景技术：
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煤化工、天然气化工、煤层气化工、沼气化工等涉及到要制取H₂气或CO₂等气体的工业中，均涉及到原料气中CO的变换转化，尤其目前大力推广的环保型粉煤气化炉、水煤浆气化炉等此类加压的、高浓度的CO原料气体，它们在目前节能性能较好的催化剂(Co-Mo系、Cu-Zn系等)作用下，在适宜的反应条件下，使CO和H₂O反应生成CO₂和H₂，并放出热量，其反应方程式为：CO+H₂O＝CO₂+H₂+Q_放。由于目前采用了纯氧制气的水煤浆或粉煤气化方式，原料气中的CO含量很高，达到45％～65％，目前传统的绝热变换由于受“反应温升”限制，为防止“飞温”，则采用多床层串联式变换炉，往往一个变换工序有至少四台变换炉，当CO含量高时，达到四台以上的变换反应器，由于原料气中的CO含量很高，产生的“温升”较高。

为了解决上述问题，申请号为2012101857319的专利申请提供了一种副产高品位蒸汽节能深度转化的水移热变换工艺，在该变换工艺中，采用两级变换炉工艺，两级变换炉均为水移热变换炉，利用水移热换热炉内部的水管将反应热移出，分别副产2.56-9.0MPa和0.5-2.5MPa的饱和蒸汽，使得变换炉的出口温度变的易于控制，在该申请所述的技术方案中，为了获得较高品质的蒸汽及提高CO的反应效率，在第一级变换炉中，反应温度的上限设置控制在400℃，由于反应温度达到330℃时，开始有甲烷产生，较高的反应温度可以得到较高的CO反应效率，但却使得变换气的成分变的复杂，增加了后续处理的难度和费用。

在上述申请中，第二级变换炉采用了一段式的反应炉，一段式的反应炉的炉体的结构相对简单。经过一级变换炉后，原料气中的大部分CO已完成转化，二级变换炉实际的作用是提高CO的转化率，以提高原料气的利用效率，由于在二级变换炉中变换气中CO的浓度已非常低，一段式的变换炉如果要使CO的转换率较高，就要使变换炉具有较大的长度，以延长变换气在二级变换炉中的停留时间，这不但需要制作体积较大的反应炉，也增加了生产的控制难度，不利于整个生产的平稳进行。

技术实现要素：
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因此有必要提供一种技术方案，在保持CO转换效率的基础上，尽可能避免甲烷化反应的产生，以及合理地利用反应过程中产生的热能。

为了达到上述目标，本申请提供的第一方案是束管式水床移热复合型CO变换装置，包括束管式水床反应器、多段式变换反应器、第一汽包、第一换热器、第二换热器和脱毒罐；

束管式水床反应器的顶部设置有气体进口A和冷媒出口A，在底部设置有气体出口A和冷媒进口A，在该束管式水床反应器中设置有用于移出反应热的水冷集束管组合件，水冷集束管组合件的上端通过上封头与冷媒出口A连通，水冷集束管组合件的下端通过下封头与冷媒进口A连通；水冷集束管组合件由水冷集束管围成一个用于放置催化剂的空腔，空腔的上下两端收缩、中间大，在集束管间放置催化剂；

多段式变换反应器至少包括首段反应段和末段反应段，在首段反应段上设置有首段气体进口IB和首段气体出口IB，在末段反应段上设置有末段气体进口IIB和末段气体出口IIB；

第一汽包设置有出水口A、回水口A、蒸汽出口A和进水口A；

第一换热器的冷媒通道经脱毒罐连通束管式水床反应器的气体进口A，束管式水床反应器的气体出口A依次经第一换热器的热媒通道和第二换热器的冷媒通道后、连通多段式变换反应器的首段气体进口IB，多段式变换反应器的首段气体出口IB经第二换热器的热媒通道后连通末段气体进口IIB；

第一汽包的出水口A连通束管式水床反应器的冷媒进口A，第一汽包的回水口A连通束管式水床反应器的冷媒出口A。

本发明束管式水床移热复合型CO变换装置中，设计了两级变换反应器，其中第一级变换反应器采用目前技术较为先进且成熟的束管式水床反应器，束管式水床反应器内的反应热通过第一汽包进行回收，用于生产蒸汽或作为其它热源。

在束管式水床反应器中，采用了水冷集束管组合件，水冷集束管组合件由水冷集束管围成一个用于放置催化剂的空腔，在集束管间放置催化剂；当原料气经气体进口A进入到反应器中后，进入到集束管间的催化剂发生反应，然后由气体出口A排出，反应产生的热量被水冷集束管中的水带走。空腔式的结构使比冷面积有很大的提高，提高了换热效率，其中的封头固定方式，减少了水冷集束管的振动，有利于换热。良好的换热功能，保证了原料气中CO在转换时，可以稳定在设定的反应温度内，避免出现反应温度过高，防止产生甲烷化副反应。

在目前广泛应用的各式反应器中，无论是径向式反应器还是轴向式反应器，生产均采用连续式操作，在反应器内，原料气中的各种组分总是存在着浓度差，随着原料气中CO不断地转换掉，其浓度也逐渐降低，CO的转换效率也会大幅度地下降，在单级的反应器中，CO的转化效率达到一定的范围后，将很难再提高，为了提高CO的转化效率，人们采用了多个反应器串联，以提高CO的转换效率。在本发明中，第二级变换反应器采用了多段式变换反应器，在多段式变换反应器中，原料气在进入下一反应段时，由于过流通道变小，使得原料气的流速变大，当原料气进入到下一反应段内后，空间变大，快速进入的原料气发生剧烈的扰动，使原料气的温度以及各组分的浓度重新形成均匀的分布，有利于提高CO的转换率和转换速度，由此可降低变换反应器的体积，降低整个CO变换装置的整体费用。

进一步，该变换装置还包括第二汽包，

第二汽包设置有出水口B、回水口B、蒸汽出口B和进水口B；

在多段式变换反应器中，至少有一段反应段采用束管式水床结构，其余反应段为绝热式结构，在采用束管式水床结构的反应段内设置有水冷换热管，水冷换热管的一端为冷媒进口B，另一端为冷媒出口B；优选首段反应段采用束管式水床结构；

第二汽包的出水口B连通上述冷媒进口B，第二汽包的回水口B连通上述冷媒出口B。

在多段式变换反应器中，至少设置一段束管式水床结构的反应段，并增设第二汽包后，通过汽包中的水可将多段式反应器中的反应热移出；进一步方便控制多段式变换反应器中的反应温度，确保CO变换反应的平稳进行。

多段式变换反应器的首段反应段采用水床结构后，可使大部分反应热被水移出，经过首段反应段的转化后，变换气中的CO含量已很低，在后续的转化过程中，所产生的反应热量也很少，不会使变换气的温度产生比较大的升幅。仅将首段反应段的反应热移出反应器，已完全能够满足CO转化的需要，同时也能够使多段式变换反应器的构造简单化，降低整个变换装置的建设费用。

将多段式变换反应器的其余反应段设置为绝热式结构后，使反应过程不受外部环境温度变化的影响，使反应温度的调整比较平稳，保证生产的连续和稳定性。

进一步，该变换装置还包括第三换热器和第四换热器；

多段式变换反应器的末段气体出口IIB依次串接第三换热器的热媒通道和第四换热器的热媒通道；

第三换热器的冷媒通道连通有除氧软水管；第四换热器的冷媒通道连通有软水管。

第三换热器和第四换热器主要用于将完成反应的变换气所携带的热能置换出来，使变换气的温度降低到≤40℃，以便进入下道工序。置换出来的热能可用来加热软水，加热后的软水可作为锅炉用水，也可用于作为其它工艺用水。

连接第三换热器除氧软水管和连接第四换热器的软水管可以单独生产不同品位的蒸汽，或者将上述除氧软水管和软水管通过除氧器连接起来，用于生产更高品位的蒸汽。

为了达到上述目标，本申请提供的第二方案是束管式水床移热复合型CO变换工艺，该变换工艺采用第一方案中的束管式水床移热复合型CO变换装置进行，包括如下步骤：

(1)、原料气经第一换热器加热后进入脱毒罐进行脱毒；

(2)、脱毒后的原料气进入到束管式水床反应器，在束管式水床反应器内，部分CO转化为CO₂和H₂O，原料气转化为变换气，然后从束管式水床反应器的气体出口A排出；采用水间接回收反应热，用于生产3.9-4.0MPa中压蒸汽；

(3)、从束管式水床反应器出来的变换气经第一换热器降温，再经过第二换热器的升温后，进入到多段式变换反应器的首段反应段内，在首段反应段内，继续有部分CO转化为CO₂和H₂O；

从首段反应段出来的变换气经第二换热器冷却后返回到多段式变换反应器的其它段内继续反应，直到末段反应段，然后从末段反应段排出。

本发明束管式水床移热复合型CO变换工艺，采用了第一方案束管式水床移热复合型CO变换装置，用水将束管式水床反应器中的反应热移出，以控制反应温度，使反应温度避免进入到甲烷化反应的温度范围，使CO的变换反应顺利地进行。在多段式变换反应器内，变换气在进入相邻的反应段时，由于过流面积的减少，流速加快，使变换气内的各种组分重新分布均匀，提高了变换气中CO的反应效率，有效地提高了反应的效率和降低了反应的体积，并减少了反应器的数量，仅采用两个反应器就可完成原料气中CO的转换。

进一步，在本束管式水床移热复合型CO变换工艺中，所述束管式水床移热复合型CO变换装置还包括第三换热器和第四换热器，多段式变换反应器的末段气体出口IIB依次串接第三换热器的热媒通道和第四换热器的热媒通道；所述变换工艺还包括如下步骤：

(4)、从多段式变换反应器的末段反应段排出的变换气，依次经第三换热器和第四换热器降温后进入下道工序；

(5)、软水经第四换热器吸收变换气中的热能；

(6)、除氧软水经第三换热器继续吸收变换气中的热能。

增设第三换热器和第四换热器后，可方便地将变换气所携带的热能置换出，使变换气降低到适宜的温度，以便进入到下一工序。除氧软水或软水吸收变换气中的热能后，可用于生产蒸汽，或用于其它工序作为热源。当然也可以将经过第四换热器加热后的软水在除氧后作为除氧软水经第三换热器吸收变换气中的热能。

进一步，软水经第四换热器后，温度由15-30℃升温到95-105℃，经过升温后的软水进入除氧器进行热力除氧，除氧软水经第三换热器升温后，温度达到130-180℃；

变换气经第三换热器后，温度降至130-170℃，经第四换热器后，温度降至30-40℃。

95-105℃的软水可在除氧后用于生产压力约为0.1MPa的蒸汽或作为其它工艺用水，也可继续加热用于生产更高品位的蒸汽。130-180℃的除氧软水可用于生产压力约为1.0MPa的蒸汽或作为其它工艺用水，也可继续加热用于生产更高品位的蒸汽。

进一步，所述多段式变换反应器的首段反应段采用束管式水床结构，在首段反应段内设置有水冷换热管，采用水通过水冷换热管间接回收变换气在多段式变换反应器的首段反应段内所产生的反应热，用于生产0.8-1.0MPa中压蒸汽。

将多段式变换反应器的首段反应段采用束管式水床结构，是由于经过束管式水床反应器的转化后，原料气中的CO浓度已大幅度降低，在多段式变换反应器中反应量并不大，且大部分反应集中在首段反应段中，其它反应段的主要作用是提高CO的转化率，其中CO转化为CO₂的量非常少，产生的反应热量也极少，对于变换气的温度提升的影响已很少，无需给予更多的关注。只需首段反应段的反应温度控制在设定的范围内，即可控制多段式变换反应器的整体反应速度和反应温度。从首段反应段所回收的反应热用于生产蒸汽。

进一步，原料气的水气比为0.6-1.5；

在步骤(1)中原料气经第一换热器加热后的温度为170-250℃，进一步优选为190-220℃；

变换气在束管式水床反应器的出口温度为210-250℃，进一步优选为210-230℃；

变换气在多段式变换反应器的末段气体出口IIB的出口温度为170-250℃，进一步优选为190-220℃。

为使反应平稳进行，原料气在束管式水床反应器中的反应温度为210-250℃，优选为210-230℃，变换气在多段式反应器中的反应温度为170-250℃，优选为190-220℃。

采用低水气比的原料气，有利于降低反应器的体积，降低整个反应系统的制作费用。经过第一换热器中的升温后，原料的温度达到170-250℃，保证了原料气的杂质脱除效果，防止催化剂的中毒。将束管式水床反应器的出口温度设定为170-250℃，变换气在多段式变换反应器的出口温度设定为170-250℃，使得原料气在低水气比条件下顺利进行反应，反应过程中不会出现甲烷化反应的发生，甲烷化副反应的避免，提高了原料气中CO的有效利用率。

在将上述各温度范围进一步限定后，可以更精确地对反应的过程进行控制，减少工艺调整的变换幅度，以降低工艺调整难度，保证生产的顺利进行。

进一步，在束管式水床反应器的出口变换气中CO干基体积含量为1-3％，更进一步，可将束管式水床反应器的出口变换气中CO干基体积含量为1.2-1.8％；在多段式变换反应器的末段气体出口IIB的出口变换气中CO干基体积含量为0.05-0.1％，更进一步，可将多段式变换反应器的末段气体出口IIB的出口变换气中CO干基体积含量为0.06-0.08％。

控制束管式水床反应器的出口变换气中CO干基体积含量为1-3％，已经具有较高的转换效率，一味追求高转换效率，于整个生产流程也无更多益处，但却增加了工艺控制的难度，增大了生产的不稳定性，将束管式水床反应器的出口变换气中的CO浓度控制在体积含量为1-3％时，该浓度既可保证能够在束管式水床反应器中完成，又能为多段式变换反应器提供稳定的起源，保证原料气的转换效率，尤其是将束管式水床反应器的出口变换气中CO干基体积含量为1.2-1.8％时。

多段式变换反应器的末段气体出口IIB的出口变换气中CO干基体积含量关系到整个变换过程中CO总的转换效率，CO的转换效率决定着原料气的有效利用率，高的转换效率不但可以提高原料气的利用率，还可降低后续工艺的负荷和能耗，但是超高的转换效率也意味着需要更多的转换设备，既更大的设备投资，适当的CO转换效率，才能使整个生产设备的投入和产出更加合理，将多段式变换反应器的末段气体出口IIB的出口变换气中CO干基体积含量控制在0.05-0.1％，尤其是控制在0.06-0.08％时，在保证了后续工艺的低负荷和低能耗的情况下，也使整个变换工艺设备的投入和产出比控制在一个恰当的范围内。

采用低水气比的原料气，反应温度控制在一个较低的范围内，杜绝了甲烷化反应的发生，在低水气比的操作条件下，对应条件下的最低H₂S含量要求也低，从而避免变换催化剂的反硫化。在本申请中，束管式水床反应器采用等温操作，催化剂热应力小，并处于最佳性能区，有利于延长催化剂的使用寿命。

附图说明

图1是实施例1的流程图。

图2是实施例2的流程图。

具体实施方式

实施例1：

请参阅图1，一种束管式水床移热复合型CO变换装置，包括束管式水床反应器210、多段式变换反应器220、第一汽包218、第一换热器211、第二换热器221和两个脱毒罐，两个脱毒罐分别为脱毒罐A213和脱毒罐B214；束管式水床反应器210的顶部设置有气体进口A和冷媒出口A，在底部设置有气体出口A和冷媒进口A，该束管式水床反应器中设置有用于移出反应热的水冷集束管组合件，水冷集束管组合件的上端通过上封头与冷媒出口A连通，水冷集束管组合件的下端通过下封头与冷媒进口A连通；水冷集束管组合件由水冷集束管围成一个用于放置催化剂的空腔，空腔的上下两端收缩、中间大，在集束管间放置催化剂；在本实施例中，束管式水床反应器具体采用专利号为201410693545.5的设备，关于该设备的具体设计可参阅该专利文献，不再赘述。

多段式变换反应器220采用绝热床式反应器，具体包括两段，分别为首段反应段225和末段反应段226，在首段反应段225上设置有首段气体进口IB222和首段气体出口IB223，在末段反应段226上设置有末段气体进口IIB224和末段气体出口IIB228；

第一汽包218设置有出水口A243、回水口A241、蒸汽出口A242和进水口A244；

两个脱毒罐并联设置，第一换热器211的冷媒通道经脱毒罐连通束管式水床反应器210的气体进口A，束管式水床反应器210的气体出口A依次经第一换热器211的热媒通道和第二换热器221的冷媒通道后、连通多段式变换反应器220的首段气体进口IB222，多段式变换反应器的首段气体出口IB223经第二换热器221的热媒通道后连通末段气体进口IIB224；

第一汽包218的出水口A243连通束管式水床反应器的冷媒进口A，第一汽包的回水口A241连通束管式水床反应器的冷媒出口A，进水口A244接通软水管网。

在本实施例中，还设置有第三换热器231和第四换热器232，

多段式变换反应器220的末段气体出口IIB228依次串接第三换热器231的热媒通道和第四换热器232的热媒通道后，连通气液分离器234的进口，气液分离器234的排气口经管道202连通下道工序；气液分离器234底部的排液口经管道203连接气提塔236。

第三换热器231的冷媒通道连通有除氧软水管246；第四换热器232的冷媒通道连通有软水管247。

一种束管式水床移热复合型CO变换工艺，利用上述水床移热复合型CO变换装置进行，包括如下步骤：

(1)、原料气201经第一换热器211加热后升温到220℃，然后进入脱毒罐进行脱毒；

(2)、脱毒后的原料气进入到束管式水床反应器210，在束管式水床反应器210内，部分CO转化为CO₂和H₂O，原料气转化为变换气，然后从束管式水床反应器排出，变换气在束管式水床反应器内的反应温度为230℃，变换气的出口温度为230℃，出口变换气中CO干基体积含量为1.8％；第一汽包中的水将束管式水床反应器内的反应热移出，回收反应热，用于生产4.0MPa中压蒸汽；中压蒸汽经蒸汽出口A242进入到下一工序；

(3)、从束管式水床反应器210出来的变换气经第一换热器211降温，再经过第二换热器221的升温后，进入到多段式变换反应器220的首段反应段225内，在首段反应段225内，继续有部分CO转化为CO₂和H₂O；

从首段反应段225出来的变换气经第二换热器221冷却后，返回到多段式变换反应器的末段反应段的末段气体进口IIB224，然后从末段气体出口IIB228排出，变换气在多段式变换反应器220内的反应温度为220℃，变换气在末段气体出口IIB228的出口温度为220℃，出口变换气中CO干基体积含量为0.08％；

(4)、从多段式变换反应器的末段气体出口IIB228排出的变换气，依次经第三换热器231和第四换热器232降温后进入下道工序；变换气经第三换热器后温度降到170℃，经第四换热器后温度降到40℃；

(5)、软水经第四换热器232吸收变换气中的热能；

(6)、除氧软水经第三换热器231继续吸收变换气中的热能。

在本实施例中，变换气经第四换热器降温后进入到气液分离器234中，经过分离，气体经管道202直接进入氨合成工序；液体经管道203进入到气提塔236，在气提塔236内，经过气提后的气体经管道204进入下一工序，由气提塔236下部排出的液体经管道205回收利用，蒸汽由管道248进入气提塔内。

在本实施例中，经第四换热器332加热后的软水由20℃升温到100℃，经过升温后的软水进入除氧器进行热力除氧，除氧后的软水经第三换热器升温后，温度达到180℃；然后进入到蒸发汽包，生产1.0MPa的次低压蒸汽。

本实施例中，变换反应器只有两个，为串联的束管式变换反应器和绝热床式反应器，整个反应装置的结构简单，在整个反应过程中，反应温度控制在距离330℃有一定的温差，可以确保在CO的转化过程中，杜绝甲烷化反应的发生。

在本实施例中，绝热床式反应器的出口变换气中CO干基体积含量为0.08％，CO的转换率较高，且在整个反应过程中无甲烷化副反应的发生，变换气无需经过洗涤，仅需要进行降温和气液分离即可进入合成氨工序。变换气后续处理的简单化，降低了CO₂净化的费用，也降低了合成氨的制造成本。

实施例2

请参阅图2，一种束管式水床移热复合型CO变换装置，包括束管式水床反应器310、多段式变换反应器320、第一汽包318、第二汽包327、第一换热器311、第二换热器321和两个脱毒罐，两个脱毒罐分别为脱毒罐A313和脱毒罐B314；束管式水床反应器310顶部设置有气体进口A和冷媒出口A，在底部设置有气体出口A和冷媒进口A，该束管式水床反应器中设置有用于移出反应热的水冷集束管组合件，水冷集束管组合件的上端通过上封头与冷媒出口A连通，水冷集束管组合件的下端通过下封头与冷媒进口A连通；水冷集束管组合件由水冷集束管围成一个用于放置催化剂的空腔，空腔的上下两端收缩、中间大，在集束管间放置催化剂；在本实施例中，束管式水床反应器具体采用专利号为201410693545.5的设备，关于该设备具体设计可参阅该专利文献，不再赘述。

多段式变换反应器320采用束管式水床复合绝热床式反应器，具体包括两段，分别为首段反应段325和末段反应段326，首段反应段采用束管式水床结构，在首段反应段325上设置有首段气体进口IB322、首段气体出口IB323、冷媒进口B和冷媒出口B；在末段反应段326上设置有末段气体进口IIB324和末段气体出口IIB328；可以理解，多段式变换反应器320还可以选用三段式、四段式或五段式束管式水床复合绝热床式反应器；其中束管式水床结构可以设置两段或三段，但建议水床结构只设置一段，并设置在首段反应段。

第一汽包318设置有出水口A343、回水口A341、蒸汽出口A342和进水口A351；

第二汽包327设置有出水口B349、回水口B345、蒸汽出口B344和进水口B352；

两个脱毒罐并联设置，第一换热器311的冷媒通道经脱毒罐连通束管式水床反应器310的气体进口A，束管式水床反应器310的气体出口A依次经第一换热器311的热媒通道和第二换热器321的冷媒通道后、连通多段式变换反应器320的首段气体进口IB322，多段式变换反应器的首段气体出口IB323经第二换热器321的热媒通道后连通末段气体进口IIB324；

第一汽包318的出水口A343连通束管式水床反应器的冷媒进口A，第一汽包的回水口A341连通束管式水床反应器的冷媒出口A，进水口A351接通软水管网。

第二汽包327的出水口B349连通多段式变换反应器320的首段反应段325上的冷媒进口B，回水口B345连通冷媒出口B，进水口B352接通软水管网。

在本实施例中，还设置有第三换热器331和第四换热器332，多段式变换反应器320的末段气体出口IIB328依次串接第三换热器331的热媒通道和第四换热器332的热媒通道后，连通气液分离器334的进口，气液分离器334的排气口经管道302连通下道工序；气液分离器334底部的排液口经管道303连接气提塔336。

第三换热器331的冷媒通道连通有除氧软水管346；第四换热器332的冷媒通道连通有软水管347。

一种束管式水床移热复合型CO变换工艺，利用上述束管式水床移热复合型CO变换装置进行，包括如下步骤：

(1)、原料气301经第一换热器311加热后升温到190-220℃，然后进入脱毒罐进行脱毒；

(2)、脱毒后的原料气进入到束管式水床反应器310，在束管式水床反应器310内，部分CO转化为CO₂和H₂O，原料气转化为变换气，然后从束管式水床反应器排出，变换气在束管式水床反应器内的反应温度为210-230℃，变换气的出口温度为210-230℃，出口变换气中CO干基基体积含量为1.2-1.8％；第一汽包中的水将束管式水床反应器内的反应热移出，回收反应热，用于生产3.9-4.0MPa中压蒸汽；中压蒸汽经蒸汽出口A342进入到下一工序；

(3)、从束管式水床反应器310出来的变换气经第一换热器311降温，再经过第二换热器321的升温后，进入到多段式变换反应器320的首段反应段325内，在首段反应段325内，继续有部分CO转化为CO₂和H₂O；

从首段反应段325出来的变换气经第二换热器321冷却后，返回到多段式变换反应器的末段反应段的末段气体进口IIB324，然后从末段气体出口IIB328排出，变换气在多段式变换反应器320内的反应温度为190-220℃，变换气在末段气体出口IIB328的出口温度为190-220℃，出口变换气中CO干基体积含量为0.06-0.08％；

第二汽包327中的水将多段式变换反应器320的首段反应段325内的反应热移出，回收反应热，用于生产0.8-1.0MPa中压蒸汽；中压蒸汽经蒸汽出口B344进入到下一工序；

(4)、从多段式变换反应器的末段气体出口IIB328排出的变换气，依次经第三换热器331和第四换热器332降温后进入下道工序；变换气经第三换热器后温度降至130-170℃，经第四换热器后温度降至30-40℃；

(5)、软水经第四换热器332吸收变换气中的热能；

(6)、除氧软水经第三换热器331继续吸收变换气中的热能。

在本实施例中，变换气经第四换热器降温后进入到气液分离器334中，经过分离，气体经管道302直接进入氨合成工序；液体经管道303进入到气提塔336，在气提塔336内，经过气提后的气体经管道304进入下一工序，由气提塔336下部排出的液体经管道305回收利用，蒸汽由管道348进入气提塔内。

在本实施例中，经第四换热器332加热后的软水由15-30℃升温到95-105℃，经过升温后的软水进入除氧器进行热力除氧，除氧后的软水经第三换热器升温后，温度达到130-180℃；然后进入到蒸发汽包，生产1.0MPa的次低压蒸汽。

本实施例中，变换反应器只有两个，为串联的束管式变换反应器和束管式水床复合绝热床式反应器，整个反应装置的结构简单，在整个反应过程中，反应温度控制在距离330℃有一定的温差，可以确保在CO的转化过程中，杜绝甲烷化反应的发生。

在本实施例中，束管式水床复合绝热床式反应器的出口变换气中CO干基体积含量为0.06-0.08％，CO的转换率较高，且在整个反应过程中无甲烷化副反应的发生，变换气无需经过洗涤，仅需要进行降温和气液分离即可进入合成氨工序。变换气后续处理的简单化，降低了CO₂净化的费用，也降低了合成氨的制造成本。