1.本发明涉及耐硫变换工艺技术领域，特别是涉及一种耐硫变换工艺流程优化方法。
背景技术：2.耐硫变换工艺是指将煤气化等得到的原料气(包括co、h2、co2、h2s等)与水蒸气在催化剂上进行co变换反应，生成氢气和二氧化碳，以获得满足要求的合成气。
3.现有的耐硫变换系统，变换系统阻力降较大，影响装置负荷提升；预变炉催化剂使用寿命较短，约为3年；变换系统应力较大，设备及管道频繁泄漏，影响装置运转率；蒸汽消耗较高。
技术实现要素：4.为解决以上技术问题，本发明提供一种耐硫变换工艺流程优化方法，以降低系统压力，减少泄漏，提高运转率，降低蒸汽消耗。
5.为实现上述目的，本发明提供了如下方案：
6.本发明提供一种耐硫变换工艺流程优化方法，来自于煤气化经水洗后的粗合成气进入变换系统后，首先经过原料气分离器分离除去前系统夹带的水分后，煤气进入到煤气预热器管侧与蒸汽过热器过来的变换气进行换热，然后分成三股，第一股进入到预变换炉；
7.第二股通过第一流量调节阀控制负荷分配，分配后的煤气进入到第二淬冷过滤器与蒸汽过热器过来的变换气进行混合，再进入到第二变换炉反应；第三股气体通过第四温度调节阀调节后进入到第一变换炉，用于控制第一变换炉反应温度；
8.预变换炉正常入口温度控制在200-240℃，预变换炉出来的工艺气温度升到300—350℃，预变换炉出来的工艺气经过第三温度调节阀向第一淬冷过滤器喷入工艺冷凝液，通过第三温度调节阀将温度控制在210——240℃，出第一淬冷过滤器的变换气，经过第二流量调节阀控制加入饱和中压蒸汽，然后进入到蒸汽混合器，出蒸汽混合器后的变换气与煤气预热器出口通过第四温度调节阀控制的粗煤气在管道内混合后，温度控制在200——250℃之间，然后进入到第一变换炉进行变换反应，出第一变换炉变换气温度由第四温度调节阀控制升高至440—470℃，co含量降至7—10％(vol，干基)，在蒸汽过热器将240—270℃饱和中压蒸汽过热至370——430℃，送中压蒸汽母管；
9.出蒸汽过热器管侧的变换气进入到煤气预热器壳侧，与粗煤气进行换热，通过第二温度控制阀控制进入煤气预热器壳侧变换气来对预变换炉进口温度进行控制；通过煤气预热器换热后的变换气与第一流量调节阀分配来的粗煤气混合后进入第二淬冷过滤器，由第五温度调节阀控制喷入一定量的工艺冷凝液，将变换气温度激冷到200—220℃，进入第二变换炉继续进行变换反应；
10.经过第二变换炉变换后，第二变换炉出口温度升至340—370℃，co含量降至2—3.5％(vol，干基)，再进入第三淬冷过滤器，通过第六温度调节阀控制喷入冷凝液将其激冷
到200—220℃，进入第三变换炉反应；第三变换炉出口变换气温度升至215—240℃，co含量降至0.5—1.5％(vol，干基)，经低压废锅产低压蒸汽回收热量，低压蒸汽压力为0.35—0.55mpa；
11.通过第三液位调节阀来控制低压锅炉液位，由第一压力调节阀控制蒸汽输出以维持废锅压力0.35—0.55mpa，供低温甲醇洗系统使用，出废锅后的变换气温度降至160—180℃，进入两台并联的脱盐水预热器预热脱盐水；
12.为防止脱盐水在设备中气化、超压，导致设备、管道损坏，将经脱盐水预热器换热的脱盐水分别送至热电除氧器和煤气化除氧器，并在脱盐水预热器入口管道上分别装有除氧器的液位调节阀；脱盐水预热器设有工艺气旁路，并在换热器进口设有阀门，根据装置运行情况及脱盐水分配，调节脱盐水出口温度，将脱盐水从30—50℃加热到105—135℃；
13.经脱盐水预热器回收热量后的变换气汇合后，送至第一变换气分离器分离冷凝液；并与脱盐水预热器工艺气旁路混合调温，将温度控制在90—110℃；再进入变换气水冷器，被循环水冷却至35—45℃进入第二变换气分离器再次分离冷凝液后，由第二压力调节阀控制压力，将35—45℃的变换气送至低温甲醇洗工序。
14.可选的，粗合成气进入变换系统时的压力为3—4mpa，温度为150—170℃，co含量40—60％(vol，干基)。
15.可选的，将预变炉入口温度提温控制在200——240℃。
16.可选的，在催化剂末期，预变换炉热点温度通过第一温度控制阀增加过热蒸汽用量，来相应提高预变换炉热点温度。
17.可选的，第二淬冷过滤器和第三淬冷过滤器入口管上分别与饱和中压蒸汽管线连通，在第二变换炉、第三变换炉催化剂末期活性降低时，将中压饱和蒸汽补入到第二淬冷过滤器和第三淬冷过滤器入口管上。
18.可选的，脱盐水预热器脱盐水管道设有旁路管道和阀门，用于装置开车初期或事故工况调节。
19.可选的，废锅为釜式u型管换热器。
20.本发明还公开一种耐硫变换工艺设备，包括原料气分离器、煤气预热器、预变换炉、第一淬冷过滤器、蒸汽混合器、第一变换炉、蒸汽过热器、第二淬冷过滤器、第二变换炉、第三淬冷过滤器、第三变换炉、废锅、第一脱盐水预热器、第二脱盐水预热器、第一变换气分离器、变换气水冷器和第二变换气分离器；所述原料气分离器的进气口与粗煤气管路相连通，所述原料气分离器的出气口与所述煤气预热器管侧入口相连通，所述煤气预热器管侧出口分别与所述预变换炉、所述第一变换炉和所述第二淬冷过滤器连通；所述预变换炉的出口与所述第一变换炉的进口之间依次设置有所述第一淬冷过滤器和蒸汽混合器；所述第一变换炉的出口与所述蒸汽过热器的管侧入口相连通，所述蒸汽过热器的管侧出口与所述煤气预热器的壳侧入口相连通，所述煤气预热器的壳侧出口与所述第二淬冷过滤器的进口相连通；所述第二淬冷过滤器的出口依次连通所述第二变换炉、所述第三淬冷过滤器、所述第三变换炉和所述废锅；所述废锅的出口与所述第一脱盐水预热器、所述第二脱盐水预热器和所述变换气水冷器的入口相连通，所述第一脱盐水预热器和所述第二脱盐水预热器的出口与所述第一变换气分离器的入口相连通，所述第一变换气分离器的出口与所述变换气水冷器的入口相连通；所述变换气水冷器的出口与所述第二变换气分离器的进口相连通，
所述第二变换气分离器的出口连通至低温甲醇洗装置。
21.可选的，所述煤气预热器和所述预变换炉之间的管路与过热中压蒸汽管路相连通，所述过热中压蒸汽管路上设置有第一温度控制阀。
22.可选的，所述蒸汽混合器的入口与饱和中压蒸汽管路相连通，所述饱和中压蒸汽管路上设置有第二流量调节阀。
23.本发明相对于现有技术取得了以下技术效果：
24.1.降低变换系统阻力降。耐硫变换工艺流程优化前，变换系统阻力最高为0.65mpa；优化后，变换系统阻力下降至0.46mpa，系统阻力下降0.19mpa，为装置提升负荷，提高合成氨产量创造了条件。合成氨产量由1690吨/天，提升至1740吨/天，年增加合成氨产量(1740-1690)*330＝16500吨。
25.2.提高预变炉催化剂使用寿命。耐硫变换工艺流程优化前，预变炉催化剂无法发挥中温活性，使用寿命约3年；优化后，催化剂使用寿命约5年。
26.3.降低变换系统管道泄漏频率：变换系统工艺流程优化前，管道每年均会发生几次泄漏，影响装置运转率；优化后，目前管道未发现泄漏。
27.4.降低蒸汽消耗量。优化前，由于蒸汽过热器设备严重内漏，导致流量控制阀加入大量的饱和中压蒸汽，最高加入饱和蒸汽流量65t/h左右，经过设备优化后，目前流量控制阀蒸汽加入量减少到53t/h左右，降低蒸汽约12t/h，年减少蒸汽消耗12*24*330＝95040吨。
附图说明
28.为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
29.图1为本发明耐硫变换工艺流程优化方法的工艺流程图。
30.附图标记说明：1、原料气分离器；2、煤气预热器；3、预变换炉；4、第一淬冷过滤器；5、蒸汽混合器；6、第一变换炉；7、蒸汽过热器；8、第二淬冷过滤器；9、第二变换炉；10、第三淬冷过滤器；11、第三变换炉；12、废锅；13、第一脱盐水预热器；14、第二脱盐水预热器；15、第一变换气分离器；16、变换气水冷器；17、第二变换气分离器；
31.001、第一液位调节阀；002、第一温度控制阀；003、第二温度控制阀；004、第一流量调节阀；005、第三温度调节阀；006、第二液位调节阀；007、第四温度调节阀；008、第二流量调节阀；009、第五温度调节阀；010、第六温度调节阀；011、第一压力调节阀；012、第三液位调节阀；013、第四液位调节阀；014、第五液位调节阀；015、第二压力调节阀；016、电控阀。
具体实施方式
32.下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
33.如图1所示，本实施例提供一种耐硫变换工艺流程优化方法，来自于煤气化经水洗
后的粗合成气，流量由煤气化单元的流量计指示，信号引入变换单元，通过在线分析并计算出粗合成气中co流量。供气压力受煤气化工况影响，粗合成气送变换系统前，由煤气化压力控制阀自动稳定煤气化系统的压力。
34.粗合成气进入变换系统后，粗合成气进入变换系统时的压力为3—4mpa，温度为150—170℃，co含量40—60％(vol，干基)。首先经过原料气分离器1分离除去前系统夹带的水分后，煤气进入到煤气预热器2管侧与蒸汽过热器7过来的变换气进行换热，将预变炉3入口温度提温控制在200——240℃，然后进入到预变换炉3。原料气分离器1底部设置第一液位调节阀001，通过第一液位调节阀001控制原料气分离器1内的液位高度。
35.煤气预热器2出口的煤气一部分通过第一流量调节阀004控制负荷分配，分配后的煤气进入到第二淬冷过滤器8与蒸汽过热器7过来的变换气进行混合，再进入到第二变换炉9反应；煤气预热器2出口的一部分气体通过第四温度调节阀007调节后进入到第一变换炉6，用于控制第一变换炉6反应温度；
36.预变换炉3正常入口温度控制在200-240℃，预变换炉3出来的工艺气温度升到300—350℃，预变换炉3出来的工艺气经过第三温度调节阀005向第一淬冷过滤器4喷入工艺冷凝液，通过第三温度调节阀005将温度控制在210—240℃，出第一淬冷过滤器4的变换气，经过第二流量调节阀008控制加入饱和中压蒸汽，然后进入到蒸汽混合器5，出蒸汽混合器5后的变换气与煤气预热器2出口通过第四温度调节阀007控制的粗煤气在管道内混合后，温度控制在200—250℃之间，然后进入到第一变换炉6进行变换反应，出第一变换炉6变换气温度由第四温度调节阀007控制升高至440—470℃，co含量降至7—10％(vol，干基)，在蒸汽过热器7将240—270℃饱和中压蒸汽过热至370——430℃，送中压蒸汽母管。蒸汽混合器5底部设置有第二液位调节阀006，通过第二液位调节阀006控制蒸汽混合器5内的液位高度。
37.出蒸汽过热器7管侧的变换气进入到煤气预热器2壳侧，与粗煤气进行换热，通过第二温度控制阀003控制进入煤气预热器2壳侧变换气来对预变换炉3进入温度进行控制；通过煤气预热器2换热后的变换气与第一流量调节阀004分配来的粗煤气混合后进入第二淬冷过滤器8，由第五温度调节阀009控制喷入一定量的工艺冷凝液，将变换气温度激冷到200—220℃，进入第二变换炉9继续进行变换反应。
38.经过第二变换炉9变换后，第二变换炉9出口温度升至340—370℃，co含量降至2—3.5％(vol，干基)，再进入第三淬冷过滤器10，通过第六温度调节阀010控制喷入冷凝液将其激冷到200—220℃，进入第三变换炉11反应；第三变换炉11出口变换气温度升至215—240℃，co含量降至0.5—1.5％(vol，干基)，经低压废锅12产低压蒸汽回收热量，低压蒸汽压力为0.35—0.55mpa。
39.废锅12为釜式u型管换热器，通过第三液位调节阀012来控制低压锅炉液位，由第一压力调节阀011控制蒸汽输出以维持废锅12压力0.35—0.55mpa，供低温甲醇洗系统使用，出废锅12后的变换气温度降至160—180℃，进入两台并联的脱盐水预热器预热脱盐水，即第一脱盐水预热器13和第二脱盐水预热器14。
40.为防止脱盐水在设备中气化、超压，导致设备、管道损坏，将经脱盐水预热器换热的脱盐水分别送至热电除氧器和煤气化除氧器，并在脱盐水预热器入口管道上分别装有除氧器的液位调节阀；脱盐水预热器设有工艺气旁路，并在换热器进口设有手动蝶阀，根据装
置运行情况及脱盐水分配，调节脱盐水出口温度，将脱盐水从30—50℃加热到105—135℃。
41.经脱盐水预热器回收热量后的变换气汇合后，送至第一变换气分离器15分离冷凝液；并与脱盐水预热器工艺气旁路混合调温，将温度控制在90—110℃；再进入变换气水冷器16，被循环水冷却至35—45℃进入第二变换气分离器17再次分离冷凝液后，由第二压力调节阀015控制压力，将35—45℃的变换气通过电控阀016控制送至低温甲醇洗工序。第一变换气分离器15底部设置有第四液位调节阀013，第四流量调节阀013用于排出第一变换气分离器15内的水分。第二变换气分离器17底部设置有第五流量调节阀014，第五液位调节阀014用于排出第二变换气分离器17内的水分。
42.第二淬冷过滤器8和第三淬冷过滤器10入口管上分别与饱和中压蒸汽管线连通，分别用手动双阀控制将中压饱和蒸汽补入到第二淬冷过滤器8和第三淬冷过滤器10入口管上，在催化剂末期，预变换炉3热点温度通过第一温度控制阀002增加过热蒸汽用量，来相应提高预变换炉3热点温度。
43.第一脱盐水预热器13和第二脱盐水预热器14的脱盐水管道设有旁路管道和阀门，用于装置开车初期或事故工况调节。
44.实施例二：
45.本实施例公开一种基于实施例一的耐硫变换工艺设备，包括原料气分离器、煤气预热器、预变换炉、第一淬冷过滤器、蒸汽混合器、第一变换炉、蒸汽过热器、第二淬冷过滤器、第二变换炉、第三淬冷过滤器、第三变换炉、废锅、第一脱盐水预热器、第二脱盐水预热器、第一变换气分离器、变换气水冷器和第二变换气分离器；原料气分离器的进气口与粗煤气管路相连通，原料气分离器的出气口与煤气预热器管侧入口相连通，煤气预热器管侧出口分别与预变换炉、第一变换炉和第二淬冷过滤器连通；预变换炉的出口与第一变换炉的进口之间依次设置有第一淬冷过滤器和蒸汽混合器；第一变换炉的出口与蒸汽过热器的管侧入口相连通，蒸汽过热器的管侧出口与煤气预热器的壳侧入口相连通，煤气预热器的壳侧出口与第二淬冷过滤器的进口相连通；第二淬冷过滤器的出口依次连通第二变换炉、第三淬冷过滤器、第三变换炉和废锅；废锅的出口与第一脱盐水预热器、第二脱盐水预热器和变换气水冷器的入口相连通，第一脱盐水预热器和第二脱盐水预热器的出口与第一变换气分离器的入口相连通，第一变换气分离器的出口与变换气水冷器的入口相连通；变换气水冷器的出口与第二变换气分离器的进口相连通，第二变换气分离器的出口连通至低温甲醇洗装置。
46.煤气预热器和预变换炉之间的管路与过热中压蒸汽管路相连通，过热中压蒸汽管路上设置有第一温度控制阀。
47.蒸汽混合器的入口与饱和中压蒸汽管路相连通，饱和中压蒸汽管路上设置有第二流量调节阀。
48.于更具体的实施例中，原料气分离器的底部出口管路上设置有第一液位调节阀；煤气预热器的壳侧入口端管路与出口端管路之间设置有第二温度控制阀；煤气预热器的管侧出口与第二淬冷过滤器的入口之间设置有第一流量调节阀；第一淬冷过滤器的喷淋管路上设置有第三温度调节阀；蒸汽混合器底部出口管路上设置有第二液位调节阀；煤气预热器的管侧出口与第一变换炉的进口之间设置有第四温度调节阀；第二淬冷过滤器的喷淋管路上设置有第五温度调节阀；第三淬冷过滤器的喷淋管路上设置有第六温度调节阀；废锅
的次低压蒸汽出口设置有第一压力调节阀；废锅的低压锅炉水进口设置有第三液位调节阀；第一变换气分离器的底部出口设置有第四液位调节阀；第二变换气分离器的底部出口设置有第五液位调节阀；第二变换气分离器与主火炬之间设置有第二压力调节阀，第二变换气分离器的出气口管路上还设置有电控阀，电控阀与第二压力调节阀并联设置。
49.需要说明的是，对于本领域技术人员而言，显然本发明不限于上述示范性实施例的细节，而且在不背离本发明的精神或基本特征的情况下，能够以其他的具体形式实现本发明。因此，无论从哪一点来看，均应将实施例看作是示范性的，而且是非限制性的，本发明的范围由所附权利要求而不是上述说明限定，因此旨在将落在权利要求的等同要件的含义和范围内的所有变化囊括在本发明内，不应将权利要求中的任何附图标记视为限制所涉及的权利要求。
50.本说明书中应用了具体个例对本发明的原理及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只是用于帮助理解本发明的方法及其核心思想；同时，对于本领域的一般技术人员，依据本发明的思想，在具体实施方式及应用范围上均会有改变之处。综上所述，本说明书内容不应理解为对本发明的限制。
技术特征：1.一种耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，来自于煤气化经水洗后的粗合成气进入变换系统后，首先经过原料气分离器分离除去前系统夹带的水分后，煤气进入到煤气预热器管侧与蒸汽过热器过来的变换气进行换热，然后分成三股，第一股进入到预变换炉；第二股通过第一流量调节阀控制负荷分配，分配后的煤气进入到第二淬冷过滤器与蒸汽过热器过来的变换气进行混合，再进入到第二变换炉反应；第三股气体通过第四温度调节阀调节后进入到第一变换炉，用于控制第一变换炉反应温度；预变换炉正常入口温度控制在200-240℃，预变换炉出来的工艺气温度升到300—350℃，预变换炉出来的工艺气经过第三温度调节阀向第一淬冷过滤器喷入工艺冷凝液，通过第三温度调节阀将温度控制在210——240℃，出第一淬冷过滤器的变换气，经过第二流量调节阀控制加入饱和中压蒸汽，然后进入到蒸汽混合器，出蒸汽混合器后的变换气与煤气预热器出口通过第四温度调节阀控制的粗煤气在管道内混合后，温度控制在200——250℃之间，然后进入到第一变换炉进行变换反应，出第一变换炉变换气温度由第四温度调节阀控制升高至440—470℃，co含量降至7—10％(vol，干基)，在蒸汽过热器将240—270℃饱和中压蒸汽过热至370——430℃，送中压蒸汽母管；出蒸汽过热器管侧的变换气进入到煤气预热器壳侧，与粗煤气进行换热，通过第二温度控制阀控制进入煤气预热器壳侧变换气来对预变换炉进口温度进行控制；通过煤气预热器换热后的变换气与第一流量调节阀分配来的粗煤气混合后进入第二淬冷过滤器，由第五温度调节阀控制喷入一定量的工艺冷凝液，将变换气温度激冷到200—220℃，进入第二变换炉继续进行变换反应；经过第二变换炉变换后，第二变换炉出口温度升至340—370℃，co含量降至2—3.5％(vol，干基)，再进入第三淬冷过滤器，通过第六温度调节阀控制喷入冷凝液将其激冷到200—220℃，进入第三变换炉反应；第三变换炉出口变换气温度升至215—240℃，co含量降至0.5—1.5％(vol，干基)，经低压废锅产低压蒸汽回收热量，低压蒸汽压力为0.35—0.55mpa；通过第三液位调节阀来控制低压锅炉液位，由第一压力调节阀控制蒸汽输出以维持废锅压力0.35—0.55mpa，供低温甲醇洗系统使用，出废锅后的变换气温度降至160—180℃，进入两台并联的脱盐水预热器预热脱盐水；为防止脱盐水在设备中气化、超压，导致设备、管道损坏，将经脱盐水预热器换热的脱盐水分别送至热电除氧器和煤气化除氧器，并在脱盐水预热器入口管道上分别装有除氧器的液位调节阀；脱盐水预热器设有工艺气旁路，并在换热器进口设有阀门，根据装置运行情况及脱盐水分配，调节脱盐水出口温度，将脱盐水从30—50℃加热到105—135℃；经脱盐水预热器回收热量后的变换气汇合后，送至第一变换气分离器分离冷凝液；并与脱盐水预热器工艺气旁路混合调温，将温度控制在90—110℃；再进入变换气水冷器，被循环水冷却至35—45℃进入第二变换气分离器再次分离冷凝液后，由第二压力调节阀控制压力，将35—45℃的变换气送至低温甲醇洗工序。2.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，粗合成气进入变换系统时的压力为3—4mpa，温度为150—170℃，co含量40—60％(vol，干基)。3.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，将预变炉入口温度提温控制在200——240℃。
4.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，在催化剂末期，预变换炉热点温度通过第一温度控制阀增加过热蒸汽用量，来相应提高预变换炉热点温度。5.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，第二淬冷过滤器和第三淬冷过滤器入口管上分别与饱和中压蒸汽管线连通，在第二变换炉、第三变换炉催化剂末期活性降低时，将中压饱和蒸汽补入到第二淬冷过滤器和第三淬冷过滤器入口管上。6.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，脱盐水预热器脱盐水管道设有旁路管道和阀门，用于装置开车初期或事故工况调节。7.根据权利要求1所述的耐硫变换工艺流程优化方法，其特征在于，废锅为釜式u型管换热器。8.一种耐硫变换工艺设备，其特征在于，包括原料气分离器、煤气预热器、预变换炉、第一淬冷过滤器、蒸汽混合器、第一变换炉、蒸汽过热器、第二淬冷过滤器、第二变换炉、第三淬冷过滤器、第三变换炉、废锅、第一脱盐水预热器、第二脱盐水预热器、第一变换气分离器、变换气水冷器和第二变换气分离器；所述原料气分离器的进气口与粗煤气管路相连通，所述原料气分离器的出气口与所述煤气预热器管侧入口相连通，所述煤气预热器管侧出口分别与所述预变换炉、所述第一变换炉和所述第二淬冷过滤器连通；所述预变换炉的出口与所述第一变换炉的进口之间依次设置有所述第一淬冷过滤器和蒸汽混合器；所述第一变换炉的出口与所述蒸汽过热器的管侧入口相连通，所述蒸汽过热器的管侧出口与所述煤气预热器的壳侧入口相连通，所述煤气预热器的壳侧出口与所述第二淬冷过滤器的进口相连通；所述第二淬冷过滤器的出口依次连通所述第二变换炉、所述第三淬冷过滤器、所述第三变换炉和所述废锅；所述废锅的出口与所述第一脱盐水预热器、所述第二脱盐水预热器和所述变换气水冷器的入口相连通，所述第一脱盐水预热器和所述第二脱盐水预热器的出口与所述第一变换气分离器的入口相连通，所述第一变换气分离器的出口与所述变换气水冷器的入口相连通；所述变换气水冷器的出口与所述第二变换气分离器的进口相连通，所述第二变换气分离器的出口连通至低温甲醇洗装置。9.根据权利要求8所述的耐硫变换工艺设备，其特征在于，所述煤气预热器和所述预变换炉之间的管路与过热中压蒸汽管路相连通，所述过热中压蒸汽管路上设置有第一温度控制阀。10.根据权利要求8所述的耐硫变换工艺设备，其特征在于，所述蒸汽混合器的入口与饱和中压蒸汽管路相连通，所述饱和中压蒸汽管路上设置有第二流量调节阀。
技术总结本发明公开一种耐硫变换工艺流程优化方法，涉及耐硫变换工艺技术领域，主要结构包括原料气分离器、煤气预热器、预变换炉、第一淬冷过滤器、蒸汽混合器、第一变换炉、蒸汽过热器、第二淬冷过滤器、第二变换炉、第三淬冷过滤器、第三变换炉、废锅、第一脱盐水预热器、第二脱盐水预热器、第一变换气分离器、变换气水冷器和第二变换气分离器。通过优化工艺流程，降低变换系统阻力降，为装置提升负荷，提高合成氨产量创造了条件，提高预变炉催化剂使用寿命，降低了变换系统管道泄漏情况，降低蒸汽消耗量。降低蒸汽消耗量。降低蒸汽消耗量。
技术研发人员：马跃 李国鹏 谭冬梅 魏一平 李维琪 刘华
受保护的技术使用者：云南天安化工有限公司
技术研发日：2022.06.21
技术公布日：2022/11/1
