水煤气的变换工艺
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洗的冷量平衡，少加液氮提供冷量。
作为液氮洗的处理气体，CO在整个流程中可以控制即 通过控制变换工艺使CO含量降低至0.4％，可以有效的减 少液氮洗去燃料气管网的CO气量！
哪一种更经济！
液氮洗冷量：
▪ ①高压氮气产生J-T效应而获得了液氮洗工序所需的绝大 部分冷量。
▪ ②从空分装置引入的液氮向液氮洗工序提供补充冷量。 ▪ ③燃料气和回收氢气的冷量回收。
（五）手段 1.氨变换：
全部变换工艺：指将全部水煤气引入一氧化碳变换工
段进行处理；
气化 ( 45.7％)
中变炉（ 4％） 低变炉（1％）
甲醇洗
甲醇驰放气
2.甲醇变换:
部分变换工艺：指将一部分水煤气引入变换工段进行 一氧化碳变换处理；
气化 ( 45.7％)
中变炉（6％）
（20％）
甲醇洗
副线
(1)甲醇变换CO含量的确定 水煤气经净化处理制得的新鲜气满足甲醇生产的需要，
液氮洗工艺流程简图
二.变换工艺原理
（一）CO变换反应
本系统采用中串低变换工艺流程，变换触煤采用耐硫宽
温C0—M0系变换催化剂，反应式如下：
CO+H2O（汽）
CO2+H2＋41.19kJ/mol
（二）影响变换反应的因素
1.温度
由于变换反应为放热反应，从反应平衡上看应该是温 度越低越有利于反应的进行，但温度低了反应速度也降低 了，达到同样的反应深度就需要较长的反应时间，这就增 加了催化剂的装填量，提高了成本。
脱盐水加热器 锅炉给水加热器
洗氨塔 水冷器
二分
变换废锅
变换废锅副产蒸汽压力等级的选择 ？
1.根据全厂的蒸汽管网选择及后续装置对蒸汽等级的要求； （加脱盐水降温）
2.采用的蒸汽压力对应的温度低于水煤气温度 ；
3.根据锅炉的蒸汽压力来调节变换炉的水汽比；
蒸汽压力与温度的关系
压力 0.4 0.6 1.0 1.2 2.5 3.82 9.81 Mpa
(2)计算方法：水蒸汽/工艺气 或
在饱和状态下：P水/(P总－P水）；
(3) 作用：水汽比增加能够提高变换反 应的平衡变换率，加快反应速度。
从反应方程式来看，提高水气比即增 加水的含量有利于CO 的转化。
同时，一定的水气比可以带走大量的反 应热，起到降低床层温度的作用。
(4)如何调节水气比
提高水气比：在饱和状态下，提高气体的温度。
▪ 洗氨塔Ⅰ、洗氨塔Ⅱ底部分离出的冷凝液经塔顶 冷凝器加热后进入冷凝液汽提塔上部，用本工段 产的0.4MPaG饱和蒸汽从塔底汽提，汽提后的冷 凝液经低压冷凝液泵升压后送至气化工段，塔顶 气经塔顶冷凝器降温、冷凝、分离后的不凝气送 至硫回收工段。
不凝气去硫回收 高闪气来至气化
氨变换1.2分离器 变换冷凝液槽
第二水分离器分离掉冷凝液后再依次经并列的低 压锅炉给水加热器Ⅰ脱盐水加热器Ⅰ、变换气水 冷器Ⅰ温度降至40℃，然后进入洗氨塔Ⅰ的底部 洗涤氨后送至低温甲醇洗。
1.2Mpa蒸汽去管网 4.0Mpa蒸汽来至氨合成
3.8Mpa400℃ 蒸汽
中变废锅
中变炉
低变炉
低变废锅 一分 0.4Mpa蒸汽去管网
去甲醇洗
CO+H2O（汽）
CO2+H2＋41.19kJ/mol
COS+H2O（汽）
H2S+CO2+Q
2.回收热量，产生蒸汽。
3.处理冷凝液（气提）。
（三）合成氨变换的目标
项目 温度℃ 压力Mpa 总气量Nm3/h CO ％ H2 ％ CO2 ％ H2S ％
水煤气 239.7 6.3
100958
45.3 35.3 18.5 0.26
一氧化碳的变换工艺
2009年2月
▪ 总论 ▪ 变换工艺原理 ▪ 流程简介 ▪ 耐硫变换催化剂 ▪ 反应器 ▪ 事故分析
一.总论
（一）变换工装置在全厂的位置
气化
甲醇合成 氨变换 甲醇洗 液氮洗 氨合成
甲醇变换
（二）变换部分的功能
1.反应：本系统采用中串低变换工艺流程，变换触煤采用耐 硫宽温Co—M0系变换催化剂，反应式如下：
甲醇变换蒸汽过热器：17.2－19t/h；
1.2Mpa：氨低变废锅：
27.7－30.5t/h；
甲醇水煤气废锅： 33.8－38.8t/h；
0.4Mpa：氨低压废锅：
47.8－52.6t/h;
甲醇低压废锅： 52.7－57.9t/h；
四、耐硫变换催化剂
（一）钴钼系耐硫变换催化剂生产厂家
1.青岛庄信恒瑞的K8-11系列 K8-11为德国巴斯夫公司生产，采用混捏法制备工艺，以 MgO、AL2O3、SiO2为复合载体。在CO含量高、汽/气比低、 压力高、床层温度高的情况下，抑制CH4化副反应方面性 能更优越。催化剂使用寿命一般在4～7年，使用初期和后 期热点温度变化不超过30℃，尤其在变换温升较大的情况 下，变换炉床层热点温度变化较小，使正常生产操作比较 稳定。
4.2空速的影响：
空速过大，停留时间短，反应不完全，变换 出口超标，同时大空速很易将床层温度拉垮；空 速过低，停留时间长，床层热量不能及时移出， 易造成床层超温，烧坏催化剂。
在保证一定变换率的前提下，催化剂活性好， 反应速度快，可以采用较大的空速，充分发挥设 备的生产能力。如果催化剂活性差，反应速度慢， 可以适当降低空速。
即气体成份为：(H2-CO2)/(CO+CO2) =2.05~2.15。 由于新鲜气中大约有2.8％的CO2,故出变换的工艺气
中H2/CO>2.05。通过物料衡算，脱碳后气体中CO的含量在 28－30％范围内可以满足甲醇生产需要；同时，在甲醇合 成催化剂使用的不同阶段对气体成分要求会有所变化，通 过调整CO变换率和配气量来实现。 (2)甲醇变换气量的分配
三、工艺流程简介
（一）合成氨变换：
▪ 由气化来的水煤气经煤气水分离器分离掉 气体中的冷凝液和微小灰尘后进入中温换 热器温度升高至270℃，然后进入中温变换 炉，中温变换炉分上、下两段，炉内装有 两段耐硫变换触媒，中温变换炉出口气体 CO含量为4.0%（干），温度为435℃左右。 出中温变换炉的变换气依次经中温换热器、 中变废热锅炉降温至260℃，中变废热锅炉 同时副产3.8MPaG中压蒸汽。
① 可以加快反应速度和提高催化剂的生产能力，从而 可采用较大的空间速度，提高生产强度；
②设备体积小，布置紧凑，投资较少；
③湿变换气中水蒸汽的冷凝温度高，有利于热能的回收 利用。
车间定期对同气量下的变换炉出入口压差进行测量来判 断催化剂床层的阻力即催化剂破碎粉化程度！
3.水汽比
（1）定义：是指水蒸汽与水煤气中干基 工艺气的体积比。
高温冷凝液去气化
甲醇变换1.2.3分离器 来至洗氨塔
冷凝液气提塔 0.3Mpa蒸汽
冷凝液去气化高压冷凝液泵 低压冷凝液泵
▪ 高温冷凝液：去冷凝液槽经加压后去水洗 塔；
▪ 低温冷凝液：去蒸发热水塔：
公用工程在变换：
▪ 锅炉给水：脱盐水经加热后进入除氧槽，使水中 的O2＜15ug/l，然后由锅炉给水泵送到各废锅。
实现出变换的CO含量在20％左右，水煤气需要做以下 分配：
甲醇变换气总气量为：142218.5Nm3/h； 配气量：61012Nm3/h; 经变换炉气量：81140Nm3/h； CO转化率：81.7%。 气量分配有可能带来的问题：变换固体颗粒带入低温 甲醇洗系统！
(3)合成氨变换CO的确定？ 液氮洗冷量回收的一部分，1％的CO含量可以维持液氮
温度 144 158 180 188 224 248 540
℃
（400）
鲁化净化四 进口℃
氨中变废锅
360
第一低变废锅 250
出口℃ 245
203
蒸汽规格 MPA 2.5
（224℃）
1.3 （192℃）
第二低变废锅 213
162
0.6
（153℃）
氨变换工艺指标： ▪ 一变入口温度：270℃ ；出口CO≤4％； ▪ 一变热点温度：≤460℃。
0.6Mpa蒸 汽 去 外 管 1.0Mpa蒸 汽 去 外 管
4.0Mpa400℃ 过 热 蒸 汽 去 管 网 来 至 气 化
水 煤 气 废 锅 第 一 水 分 离 器
第 一 低 压 废 锅 第 二 低 压 废 锅
变 换 废 锅
第 二 水 分 离 器
变 换 炉
气 体 去 甲 醇 洗
锅 炉 给 水 加 热 器
(1)压力对低温甲醇洗的影响 由于低温甲醇洗物理吸收，压力高有利于对H2S、
CO2的吸收，能耗低，综合吸收效果好！
(2)对甲醇系统的影响
甲醇合成压力在5.0MPa左右，净化气直接可以进入甲 醇合成塔，循环气可以通过循环机增压后进入合成塔， 减少了投资，减低了消耗。
在正常操作时，要保证压力稳定，防止催化剂颗粒受 压不均匀出现破碎，增大阻力，影响变换效果。加压变换 与常压相比，有以下优点：
和度。
在不饱和状态下，保温好，提高饱
降低水气比：降低气体的温度，使水蒸汽冷却。
例如：在甲醇变换时，由于气化气体成分中水
汽比高，超过变换的需要，在流程设计时，变换 炉前设计了水煤气废锅来降低水汽比，通过控制 废锅产生蒸汽的压力来调节水气比，使之满足变 换工艺要求。
4.空速
4.1空速：单位时间，通过单位催化剂体积的气 体数称为空间速度，简称空速，单位:Nm3/m3·h, 简记：h－1；
▪ 另一股水煤气作为配气后与变换废热锅炉出来的 变换气混合为CO含量约~21%（干）的变换气，然 后经第一低压废热锅炉降温206℃后进入第二水 分离器，分离掉冷凝液后的变换气经第二低压废 热锅炉降温162℃后进入第三水分离器；第一低 压废热锅炉副产1.2MPaG饱和蒸汽，第二低压废 热锅炉副产0.4MPa（G）饱和蒸汽送往管网。经 第三水分离器分离掉冷凝液的变换气依次经并列 的中压锅炉给水加热器Ⅱ&低压锅炉给水加热器 Ⅱ、脱盐水加热器Ⅱ、变换气水冷器Ⅱ冷却后， 进入洗氨塔Ⅱ的底部，分离掉冷凝液的变换气经 洗涤水洗掉变换气中的氨后送至净化工段。
▪ 脱盐水经换热器加热后由30℃升高到90℃左右。
▪ 脱盐水指标：
PH=8.8-9.2；
Fe：《50ug/L；
电导率：《20ug/cm； Cu：《10ug/L；
SiO2： 《20ug/L； O2: 《15ug/L；
硬度： 《0.2mmol/cm；
▪ 产蒸汽量：
3.8Mpa：氨变换蒸汽过热器： 42.5－45.2t/h；
变换后 40 6
152325（6542）
1 56 41.8 0.18
（四）甲醇变换的目标
项目 温度℃ 压力Mpa 总气量Nm3/h CO ％ H2 ％ CO2 ％ H2S ％
水煤气 242.7 6.3
142218.5
45.33 35.5 18.5 0.26
变换后 40 6
172237 19.97 46.6 32.7 0.21
▪ 低变入口温度：260℃；出口CO≤1％；
（二）甲醇变换：
▪ 来自气化工段的水煤气经水煤气废热锅炉 降温，同时生产1.2MPa（G）饱和蒸汽送往 管网；降温后的水煤气经第一水分离器分 离冷凝液，然后分为两股，一股后进入中 温换热器，预热260℃后进入变换炉，炉内 装有两段耐硫变换催化剂，气体在变换炉 中发生变换反应，出变换炉的变换气CO含 量约为6%（干），出口温度约为435℃；此 变换气经中温换热器/蒸汽过热器、变换废 热锅炉降温；变换废热锅炉产生4.0Mpa（G） 的饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至400℃送管 网；
▪ 降温后的变换气与甲醇来的驰放气进入低温变换 炉，炉内装有两段耐硫变换触媒，出口变换气 CO浓度为1.0%（干）；出低温变换炉的变换气 276℃经低变废热锅炉降温至205℃，同时生产 1.2MPaG蒸汽，然后进入第一水分离器分离掉冷
凝液；分离掉冷凝液后的变换气进入低压废热锅 炉降温，同时生产0.4MPaG饱和蒸汽，然后进入
同时，由于受温度的控制，出口一氧化碳的含量受到限 制。即为什么合成氨变换需要设置两个变换炉，在不同的 温度下操作。
中变炉的热点温度《450－460℃，低变炉的热点温度 在250－260℃。
100
平 衡
90
变 80
换 70
率 60
% 50
200 300 400 500 600 700 800
温度℃
2.压力 压力对变换反应平衡没有影响，增加压力可提高反应速 度。因此，变换的压力由气化和后系统决定。
脱 盐 水 加 热 器 变 换 气 水 冷 器
洗 氨 塔
第 三 水 分 离 器
(三)公用部分：
▪ 由合成氨第一、二水分离器及甲醇第一、二、三 水分离器分离出的高温冷凝液都进入变换冷凝液 槽进行闪蒸，闪蒸后的冷凝液经高压冷凝液泵升 压后送至气化，闪蒸出的部分不凝气与来自气化 的高闪气一起进入冷凝液汽提塔的中部。
作为液氮洗的处理气体，CO在整个流程中可以控制即 通过控制变换工艺使CO含量降低至0.4％，可以有效的减 少液氮洗去燃料气管网的CO气量！
哪一种更经济！
液氮洗冷量：
▪ ①高压氮气产生J-T效应而获得了液氮洗工序所需的绝大 部分冷量。
▪ ②从空分装置引入的液氮向液氮洗工序提供补充冷量。 ▪ ③燃料气和回收氢气的冷量回收。
（五）手段 1.氨变换：
全部变换工艺：指将全部水煤气引入一氧化碳变换工
段进行处理；
气化 ( 45.7％)
中变炉（ 4％） 低变炉（1％）
甲醇洗
甲醇驰放气
2.甲醇变换:
部分变换工艺：指将一部分水煤气引入变换工段进行 一氧化碳变换处理；
气化 ( 45.7％)
中变炉（6％）
（20％）
甲醇洗
副线
(1)甲醇变换CO含量的确定 水煤气经净化处理制得的新鲜气满足甲醇生产的需要，
液氮洗工艺流程简图
二.变换工艺原理
（一）CO变换反应
本系统采用中串低变换工艺流程，变换触煤采用耐硫宽
温C0—M0系变换催化剂，反应式如下：
CO+H2O（汽）
CO2+H2＋41.19kJ/mol
（二）影响变换反应的因素
1.温度
由于变换反应为放热反应，从反应平衡上看应该是温 度越低越有利于反应的进行，但温度低了反应速度也降低 了，达到同样的反应深度就需要较长的反应时间，这就增 加了催化剂的装填量，提高了成本。
脱盐水加热器 锅炉给水加热器
洗氨塔 水冷器
二分
变换废锅
变换废锅副产蒸汽压力等级的选择 ？
1.根据全厂的蒸汽管网选择及后续装置对蒸汽等级的要求； （加脱盐水降温）
2.采用的蒸汽压力对应的温度低于水煤气温度 ；
3.根据锅炉的蒸汽压力来调节变换炉的水汽比；
蒸汽压力与温度的关系
压力 0.4 0.6 1.0 1.2 2.5 3.82 9.81 Mpa
(2)计算方法：水蒸汽/工艺气 或
在饱和状态下：P水/(P总－P水）；
(3) 作用：水汽比增加能够提高变换反 应的平衡变换率，加快反应速度。
从反应方程式来看，提高水气比即增 加水的含量有利于CO 的转化。
同时，一定的水气比可以带走大量的反 应热，起到降低床层温度的作用。
(4)如何调节水气比
提高水气比：在饱和状态下，提高气体的温度。
▪ 洗氨塔Ⅰ、洗氨塔Ⅱ底部分离出的冷凝液经塔顶 冷凝器加热后进入冷凝液汽提塔上部，用本工段 产的0.4MPaG饱和蒸汽从塔底汽提，汽提后的冷 凝液经低压冷凝液泵升压后送至气化工段，塔顶 气经塔顶冷凝器降温、冷凝、分离后的不凝气送 至硫回收工段。
不凝气去硫回收 高闪气来至气化
氨变换1.2分离器 变换冷凝液槽
第二水分离器分离掉冷凝液后再依次经并列的低 压锅炉给水加热器Ⅰ脱盐水加热器Ⅰ、变换气水 冷器Ⅰ温度降至40℃，然后进入洗氨塔Ⅰ的底部 洗涤氨后送至低温甲醇洗。
1.2Mpa蒸汽去管网 4.0Mpa蒸汽来至氨合成
3.8Mpa400℃ 蒸汽
中变废锅
中变炉
低变炉
低变废锅 一分 0.4Mpa蒸汽去管网
去甲醇洗
CO+H2O（汽）
CO2+H2＋41.19kJ/mol
COS+H2O（汽）
H2S+CO2+Q
2.回收热量，产生蒸汽。
3.处理冷凝液（气提）。
（三）合成氨变换的目标
项目 温度℃ 压力Mpa 总气量Nm3/h CO ％ H2 ％ CO2 ％ H2S ％
水煤气 239.7 6.3
100958
45.3 35.3 18.5 0.26
一氧化碳的变换工艺
2009年2月
▪ 总论 ▪ 变换工艺原理 ▪ 流程简介 ▪ 耐硫变换催化剂 ▪ 反应器 ▪ 事故分析
一.总论
（一）变换工装置在全厂的位置
气化
甲醇合成 氨变换 甲醇洗 液氮洗 氨合成
甲醇变换
（二）变换部分的功能
1.反应：本系统采用中串低变换工艺流程，变换触煤采用耐 硫宽温Co—M0系变换催化剂，反应式如下：
甲醇变换蒸汽过热器：17.2－19t/h；
1.2Mpa：氨低变废锅：
27.7－30.5t/h；
甲醇水煤气废锅： 33.8－38.8t/h；
0.4Mpa：氨低压废锅：
47.8－52.6t/h;
甲醇低压废锅： 52.7－57.9t/h；
四、耐硫变换催化剂
（一）钴钼系耐硫变换催化剂生产厂家
1.青岛庄信恒瑞的K8-11系列 K8-11为德国巴斯夫公司生产，采用混捏法制备工艺，以 MgO、AL2O3、SiO2为复合载体。在CO含量高、汽/气比低、 压力高、床层温度高的情况下，抑制CH4化副反应方面性 能更优越。催化剂使用寿命一般在4～7年，使用初期和后 期热点温度变化不超过30℃，尤其在变换温升较大的情况 下，变换炉床层热点温度变化较小，使正常生产操作比较 稳定。
4.2空速的影响：
空速过大，停留时间短，反应不完全，变换 出口超标，同时大空速很易将床层温度拉垮；空 速过低，停留时间长，床层热量不能及时移出， 易造成床层超温，烧坏催化剂。
在保证一定变换率的前提下，催化剂活性好， 反应速度快，可以采用较大的空速，充分发挥设 备的生产能力。如果催化剂活性差，反应速度慢， 可以适当降低空速。
即气体成份为：(H2-CO2)/(CO+CO2) =2.05~2.15。 由于新鲜气中大约有2.8％的CO2,故出变换的工艺气
中H2/CO>2.05。通过物料衡算，脱碳后气体中CO的含量在 28－30％范围内可以满足甲醇生产需要；同时，在甲醇合 成催化剂使用的不同阶段对气体成分要求会有所变化，通 过调整CO变换率和配气量来实现。 (2)甲醇变换气量的分配
三、工艺流程简介
（一）合成氨变换：
▪ 由气化来的水煤气经煤气水分离器分离掉 气体中的冷凝液和微小灰尘后进入中温换 热器温度升高至270℃，然后进入中温变换 炉，中温变换炉分上、下两段，炉内装有 两段耐硫变换触媒，中温变换炉出口气体 CO含量为4.0%（干），温度为435℃左右。 出中温变换炉的变换气依次经中温换热器、 中变废热锅炉降温至260℃，中变废热锅炉 同时副产3.8MPaG中压蒸汽。
① 可以加快反应速度和提高催化剂的生产能力，从而 可采用较大的空间速度，提高生产强度；
②设备体积小，布置紧凑，投资较少；
③湿变换气中水蒸汽的冷凝温度高，有利于热能的回收 利用。
车间定期对同气量下的变换炉出入口压差进行测量来判 断催化剂床层的阻力即催化剂破碎粉化程度！
3.水汽比
（1）定义：是指水蒸汽与水煤气中干基 工艺气的体积比。
高温冷凝液去气化
甲醇变换1.2.3分离器 来至洗氨塔
冷凝液气提塔 0.3Mpa蒸汽
冷凝液去气化高压冷凝液泵 低压冷凝液泵
▪ 高温冷凝液：去冷凝液槽经加压后去水洗 塔；
▪ 低温冷凝液：去蒸发热水塔：
公用工程在变换：
▪ 锅炉给水：脱盐水经加热后进入除氧槽，使水中 的O2＜15ug/l，然后由锅炉给水泵送到各废锅。
实现出变换的CO含量在20％左右，水煤气需要做以下 分配：
甲醇变换气总气量为：142218.5Nm3/h； 配气量：61012Nm3/h; 经变换炉气量：81140Nm3/h； CO转化率：81.7%。 气量分配有可能带来的问题：变换固体颗粒带入低温 甲醇洗系统！
(3)合成氨变换CO的确定？ 液氮洗冷量回收的一部分，1％的CO含量可以维持液氮
温度 144 158 180 188 224 248 540
℃
（400）
鲁化净化四 进口℃
氨中变废锅
360
第一低变废锅 250
出口℃ 245
203
蒸汽规格 MPA 2.5
（224℃）
1.3 （192℃）
第二低变废锅 213
162
0.6
（153℃）
氨变换工艺指标： ▪ 一变入口温度：270℃ ；出口CO≤4％； ▪ 一变热点温度：≤460℃。
0.6Mpa蒸 汽 去 外 管 1.0Mpa蒸 汽 去 外 管
4.0Mpa400℃ 过 热 蒸 汽 去 管 网 来 至 气 化
水 煤 气 废 锅 第 一 水 分 离 器
第 一 低 压 废 锅 第 二 低 压 废 锅
变 换 废 锅
第 二 水 分 离 器
变 换 炉
气 体 去 甲 醇 洗
锅 炉 给 水 加 热 器
(1)压力对低温甲醇洗的影响 由于低温甲醇洗物理吸收，压力高有利于对H2S、
CO2的吸收，能耗低，综合吸收效果好！
(2)对甲醇系统的影响
甲醇合成压力在5.0MPa左右，净化气直接可以进入甲 醇合成塔，循环气可以通过循环机增压后进入合成塔， 减少了投资，减低了消耗。
在正常操作时，要保证压力稳定，防止催化剂颗粒受 压不均匀出现破碎，增大阻力，影响变换效果。加压变换 与常压相比，有以下优点：
和度。
在不饱和状态下，保温好，提高饱
降低水气比：降低气体的温度，使水蒸汽冷却。
例如：在甲醇变换时，由于气化气体成分中水
汽比高，超过变换的需要，在流程设计时，变换 炉前设计了水煤气废锅来降低水汽比，通过控制 废锅产生蒸汽的压力来调节水气比，使之满足变 换工艺要求。
4.空速
4.1空速：单位时间，通过单位催化剂体积的气 体数称为空间速度，简称空速，单位:Nm3/m3·h, 简记：h－1；
▪ 另一股水煤气作为配气后与变换废热锅炉出来的 变换气混合为CO含量约~21%（干）的变换气，然 后经第一低压废热锅炉降温206℃后进入第二水 分离器，分离掉冷凝液后的变换气经第二低压废 热锅炉降温162℃后进入第三水分离器；第一低 压废热锅炉副产1.2MPaG饱和蒸汽，第二低压废 热锅炉副产0.4MPa（G）饱和蒸汽送往管网。经 第三水分离器分离掉冷凝液的变换气依次经并列 的中压锅炉给水加热器Ⅱ&低压锅炉给水加热器 Ⅱ、脱盐水加热器Ⅱ、变换气水冷器Ⅱ冷却后， 进入洗氨塔Ⅱ的底部，分离掉冷凝液的变换气经 洗涤水洗掉变换气中的氨后送至净化工段。
▪ 脱盐水经换热器加热后由30℃升高到90℃左右。
▪ 脱盐水指标：
PH=8.8-9.2；
Fe：《50ug/L；
电导率：《20ug/cm； Cu：《10ug/L；
SiO2： 《20ug/L； O2: 《15ug/L；
硬度： 《0.2mmol/cm；
▪ 产蒸汽量：
3.8Mpa：氨变换蒸汽过热器： 42.5－45.2t/h；
变换后 40 6
152325（6542）
1 56 41.8 0.18
（四）甲醇变换的目标
项目 温度℃ 压力Mpa 总气量Nm3/h CO ％ H2 ％ CO2 ％ H2S ％
水煤气 242.7 6.3
142218.5
45.33 35.5 18.5 0.26
变换后 40 6
172237 19.97 46.6 32.7 0.21
▪ 低变入口温度：260℃；出口CO≤1％；
（二）甲醇变换：
▪ 来自气化工段的水煤气经水煤气废热锅炉 降温，同时生产1.2MPa（G）饱和蒸汽送往 管网；降温后的水煤气经第一水分离器分 离冷凝液，然后分为两股，一股后进入中 温换热器，预热260℃后进入变换炉，炉内 装有两段耐硫变换催化剂，气体在变换炉 中发生变换反应，出变换炉的变换气CO含 量约为6%（干），出口温度约为435℃；此 变换气经中温换热器/蒸汽过热器、变换废 热锅炉降温；变换废热锅炉产生4.0Mpa（G） 的饱和蒸汽经蒸汽过热器过热至400℃送管 网；
▪ 降温后的变换气与甲醇来的驰放气进入低温变换 炉，炉内装有两段耐硫变换触媒，出口变换气 CO浓度为1.0%（干）；出低温变换炉的变换气 276℃经低变废热锅炉降温至205℃，同时生产 1.2MPaG蒸汽，然后进入第一水分离器分离掉冷
凝液；分离掉冷凝液后的变换气进入低压废热锅 炉降温，同时生产0.4MPaG饱和蒸汽，然后进入
同时，由于受温度的控制，出口一氧化碳的含量受到限 制。即为什么合成氨变换需要设置两个变换炉，在不同的 温度下操作。
中变炉的热点温度《450－460℃，低变炉的热点温度 在250－260℃。
100
平 衡
90
变 80
换 70
率 60
% 50
200 300 400 500 600 700 800
温度℃
2.压力 压力对变换反应平衡没有影响，增加压力可提高反应速 度。因此，变换的压力由气化和后系统决定。
脱 盐 水 加 热 器 变 换 气 水 冷 器
洗 氨 塔
第 三 水 分 离 器
(三)公用部分：
▪ 由合成氨第一、二水分离器及甲醇第一、二、三 水分离器分离出的高温冷凝液都进入变换冷凝液 槽进行闪蒸，闪蒸后的冷凝液经高压冷凝液泵升 压后送至气化，闪蒸出的部分不凝气与来自气化 的高闪气一起进入冷凝液汽提塔的中部。