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一种高浓度CO气体循环等温变换工艺
申请号	CN202311871154.3	申请日	2023-12-29	公开(公告)号	CN117736775A	公开(公告)日	2024-03-22
申请人	西南化工研究设计院有限公司;			发明人	邓晋; 吴跃明; 蹇守华; 唐浩; 李科武; 李运秀; 杨先忠; 李林; 吴路平; 张树杨; 刘定坤;
摘要	本发明为一种高浓度CO气体循环等温变换工艺。该工艺包括步骤1)气气换热，净化后的高浓度CO气体与反应器出口高温变换气进行换热；2)脱氧；3)增湿控温，为调节变换反应进气的水气比和温度，设置增湿控温塔；4)变换反应，增湿控温后的反应气进入变换等温反应器，在触媒的作用下，通过变换反应将CO和H2O转化成 H2和CO2；5)变换气循环，变换等温反应器出口气体不经冷却分水过程，直接通过J1循环气蒸汽喷射器，被抽吸返回增湿控温塔入口；6)热量回收；7)冷却分离。与使用循环压缩机的常规流程相比，本工艺的循环气无需冷却分水，同时充分利用了工艺蒸汽的能量，减少了电耗、循环水消耗和工艺冷凝液排放量，节能效果显著。
权利要求	1.一种高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于包括以下步骤： (1)气气换热：净化后的高浓度CO气体与反应器出口高温变换气在变换气气换热器进行换热； (2)脱氧：将步骤(1)中经换热后的气体通入脱氧塔进行脱氧处理； (3)增湿控温：为调节变换反应进气的水气比和温度，设置增湿控温塔，气气换热后的工艺进气在此补入工艺蒸汽与循环气的混合气体，再通过除氧水喷淋量控制温度； (4)变换反应：增湿控温后的反应气进入变换等温反应器，在触媒的作用下，通过变换反应将CO和H2O转化成H2和CO2； (5)变换气循环:变换等温反应器出口气体不经冷却分水过程，直接通过循环气蒸汽喷射器产生的循环气蒸汽喷射器，被抽吸返回增湿控温塔入口； (6)热量回收：高温变换气经过变换气气换热器气气换热后，仍然具有较高的温度，结合上下游工艺，将变换气换热器作为脱碳工艺中再生塔的再沸器； (7)冷却分离：经换热后的变换气经过变换气冷却器冷却至40℃后再经过V2分离掉游离水后送下游脱碳工序。 2.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：根据上游气体组分和变换触媒种类，除氧塔装填不同种类的触媒来脱除氧气。 3.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：步骤(3)中的水气比根据下游产品所需的变换深度确定。 4.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：步骤(4)中，变换反应热通过循环炉水移走并在变换反应器汽包中副产蒸汽。 5.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：本工艺用于钴钼系触媒的耐硫变换工艺，或使用铜锌铝系触媒的无硫变换工艺中。同时，本工艺对于径向反应器、轴向反应器以及轴径向反应器的反应器均可适用。 6.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：步骤(4)中变换反应的压力为2.0～3.0MPa。 7.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：根据上下游工艺的不同，还可用作溴化锂热水换热或工艺流股预热。 8.根据权利要求1所述的高浓度CO气体循环等温变换工艺，其特征在于：步骤(7)中变换气冷却器可替换为空冷器和水冷器。 9.一种用于如权利要求1‑8中任一所述的工艺中的高浓度CO气体循环等温变换装置，其特征在于：该装置包括变换气气换热器(E1)、变换气换热器(E2)、变换气冷却器(E3)、增湿控温塔(T1)、脱氧塔(R1)、变换等温反应器(R2)、变换反应器汽包(V1)、变换气分离器(V2)；其中，净化气管道与气气换热器(E1)连接；气气换热器(E1)分别与变换气换热器(E2)和脱氧塔(R1)连接；变换气换热器(E2)与变换气冷却器(E3)连接后再与变换气分离器(V2)连接；脱氧塔(R1)与增湿控温塔(T1)连接；增湿控温塔(T1)与变换等温反应器(R2)连接；变换等温反应器(R2)与变换反应器汽包(V1)连接。 10.如权利要求9所述的高浓度CO气体循环等温变换装置，其特征在于：在变换等温反应器(R2)与增湿控温塔(T1)之间的管线上设置有循环气蒸汽喷射器(J1)；变换等温反应器(R2)与变换气气换热器(E1)连接；中压过热蒸汽管与循环气蒸汽喷射器(J1)连接；除氧水罐通过管道与变换反应器汽包(V1)连接；变换反应器汽包(V1)与副产蒸汽管道连接。
说明书全文	一种高浓度CO气体循环等温变换工艺技术领域 [0001] 本发明属于等温变换技术领域，涉及一种采用蒸汽喷射驱动循环的等温变换工艺，具体为一种高CO气体循环等温变换工艺，即高浓度工业尾气(典型如电石炉气，硅锰矿尾气)的变换工艺。背景技术 [0002] 近年来，由于环保需要，刺激了PBAT等可降解塑料的需求，其原料BDO生产装置的建设项目也迎来高峰。但目前国内主流和新规划的BDO生产装置大多为Reppe炔醛法，其原料乙炔来源于电石炉生产工艺，该工艺同时副产大量含有高CO浓度的电石炉尾气。如何对电石炉气进行合理有效的利用成为提高整个BDO装置经济效益和环境效益的关键。 [0003] 电石炉气一般含有100‑150g/m‑3的粉尘，少量的焦油，以及如硫、氯、磷、砷等害物质。需经过干法除尘、湿法净化和电除焦、尘等预净化处理，再通过压缩机加压后经TSA，脱砷脱氯等精净化以满足后续工艺需要的净化指标。 [0004] 电石炉气可以用来生产合成氨、乙二醇、甲醇等多种化工产品。但考虑到炔醛法生产BDO所需的主要原料有甲醇(氧化制甲醛)和氢气，故对电石炉尾气进行变换制备合成气生产甲醇或提氢成为较为合理的利用途径，并已在多套工业装置上得到实践。 [0005] 由于电石炉气中硫含量较低，在没有补入硫化剂的情况下无法保证耐硫变换催化剂的最低硫含量要求，故宜选用无硫等温变换工艺，具体又可分为无循环等温变换工艺和使用循环压缩机的有循环等温变换工艺。 [0006] 其中无循环等温变换工艺具有流程简单，蒸汽消耗较小的优点。其缺点主要有以下两点： [0007] (1)由于反应器进口CO浓度非常高(干基CO含量可达70％以上)，床层空速低，变换反应剧烈，对反应器的移热能力要求很高，在已投运的装置中，普遍出现了因反应器移热能力偏小导致床层热点温度过高的问题(超过300℃，有的甚至达到330℃，而铜系中变催化剂正常使用温区在200～300℃以内，通常推荐在260℃以内以期获得更长的使用寿命)，从而导致催化剂迅速烧结，热失活，在使用1年左右就需更换催化剂。 [0008] (2)高浓度CO带来的另一个问题在于，当下游产品为氢气时，需提高水气比来提高变换率，而变换反应进气存在着饱和湿度的限制，增加水气比也就意味着需要提高温度或降低压力(温度越高，气体的饱和湿度越大；压力越低，气体的饱和湿度越大)，铜系变换催化剂的起活温度在180℃左右，提高入口温度即损失了催化剂的低温活性，缩短了催化剂的使用寿命；降低压力使变换系统的设备、管道尺寸增大，因此投资增加。在需要提高变换压力且同时降低入口温度的情况下，只能通过设置两段变换反应或者将变换等温反应器内的床层分段，在段间设置蒸汽补入口和再分布装置来达到深度变换的效果，但这会显著增加系统复杂度和设备投资。 [0009] 使用循环压缩机的有循环等温变换工艺具有变换反应条件温和，床层温度容易控制，催化剂使用寿命长的优点。其主要缺点有以下2点： [0010] (1)增加了动设备循环气压缩机，工艺流程更加复杂，增加了装置占地和设备管道投资(E1气气换热器到V2变换气分离器之间管道设备的处理气量变大)，同时日常操作和维护管理的工作量增大。 [0011] (2)工艺蒸汽、循环水、电力等公用工程耗量增加。循环压缩机进口气体需冷却分水，增加了E3变换气换热器的负荷，低温循环气还会显著拉低T1增湿控温塔的入口温度，使工艺蒸汽用量增加(调温水用量减少)或需要另设电加热器来保证变换反应进口温度，当工艺蒸汽总管压力温度突然降低时，需及时减小循环气量，否则变换进气中水蒸气冷凝后有可能带入变换等温反应器催化剂床层，引起催化剂的破碎、粉化和失活。发明内容 [0012] 本发明的目的在于：针对目前针对高浓度CO气体(如电石炉气)变换时，触媒床层局部放热迅速导致床层热点超温，使触媒失活的问题，提供了一种高CO气体循环等温变换工艺。该工艺兼具两种工艺的优点又克服了各自的缺点，在该工艺中，通过设置蒸汽喷射器，利用变换工艺蒸汽通过喷射器内喷嘴形成低压区，将变换等温反应器出气的一部分引射回入口，降低了变换反应进气中CO浓度，提高了触媒床层的空速，起到温和反应放热，强化传热的效果，显著改善了触媒使用条件，可以有效延长触媒使用寿命。 [0013] 为了实现该发明目的，本发明所采用的具体技术方案如下： [0014] 一种高浓度CO气体循环等温变换工艺，包括以下步骤： [0015] (1)气气换热：净化后的高浓度CO气体与反应器出口高温变换气在变换气气换热器进行换热； [0016] (2)脱氧：将步骤(1)中经换热后的气体通入脱氧塔进行脱氧处理；在该步骤，氧和不饱和烃被加氢脱除； [0017] (3)增湿控温：为调节变换反应进气的水气比和温度，设置增湿控温塔，气气换热后的工艺进气在此补入工艺蒸汽与循环气的混合气体，再通过除氧水喷淋量控制温度； [0018] (4)变换反应：增湿控温后的反应气进入变换等温反应器，在触媒的作用下，通过变换反应将CO和H2O转化成H2和CO2；反应热通过循环炉水移走并副产蒸汽。 [0019] (5)变换气循环:变换等温反应器出口气体(高温变换气)不经冷却分水过程，直接通过循环气蒸汽喷射器产生的循环气蒸汽喷射，被抽吸返回增湿控温塔入口；一部分经循环气蒸汽喷射器循环返回脱氧塔入口。 [0020] (6)热量回收：高温变换气经过变换气气换热器气气换热后，仍然具有较高的温度，结合上下游工艺，将变换气换热器作为脱碳工艺中再生塔的再沸器，以节省加热蒸汽的耗量； [0021] (7)冷却分离：经换热后的变换气经过变换气冷却器冷却至40℃后再经过V2分离掉游离水后送下游脱碳工序。 [0022] 进一步的，在该工艺中，可根据上游气体组分和变换触媒种类，除氧塔装填不同种类的触媒来脱除氧气，如可为铜系变换催化剂。 [0023] 进一步的，在该工艺中，步骤(3)中的水气比根据下游产品所需的变换深度确定。 [0024] 进一步的，在该工艺中，步骤(4)中，变换反应热通过循环炉水移走并在变换反应器汽包中副产蒸汽。 [0025] 进一步的，在该工艺中，本工艺用于钴钼系触媒的耐硫变换工艺，或使用铜锌铝系触媒的无硫变换工艺中。 [0026] 同时，本工艺对于径向反应器、轴向反应器以及轴径向反应器的反应器均可适用。 [0027] 作为优选，考虑到变换通常使用的工艺蒸汽压力在3.0～4.0MPa之间，为保证工艺蒸汽与系统的压差所能够驱动的循环气气量，步骤(4)中变换反应压力设置在2.0～3.0MPa为宜。 [0028] 进一步的，在本工艺中使用蒸汽喷射器，以工艺蒸汽作为动力气，将反应后的变换气引射至增湿控温塔入口，通常情况下，循环气量无需控制以充分利用工艺蒸汽能量得到更高的循环比以改善反应条件。 [0029] 作为优选，本工艺仅为热量回收的一种方式，根据上下游工艺的不同，还可用作溴化锂热水换热或工艺流股预热。 [0030] 作为优选，步骤(7)中变换气冷却器可根据实施项目要求拆分为空冷器和水冷器。 [0031] 本工艺中所述的高浓度CO气体通常为CO浓度在78v％以上的气体，比如电石炉气和硅铁矿尾气。 [0032] 一种用于如上所述的工艺中的高浓度CO气体循环等温变换装置，该装置包括变换气气换热器、变换气换热器、变换气冷却器、增湿控温塔、脱氧塔、变换等温反应器、变换反应器汽包、变换气分离器；其中，净化气管道与气气换热器连接；气气换热器分别与变换气换热器和脱氧塔连接；变换气换热器与变换气冷却器连接后再与变换气分离器连接；脱氧塔与增湿控温塔连接；增湿控温塔与变换等温反应器连接；变换等温反应器与变换反应器汽包连接。 [0033] 进一步的，在变换等温反应器与增湿控温塔之间的管线上设置有循环气蒸汽喷射器；变换等温反应器与变换气气换热器连接；中压过热蒸汽管与循环气蒸汽喷射器连接；除氧水罐通过管道与变换反应器汽包连接；变换反应器汽包与副产蒸汽管道连接。 [0034] 采用该装置，具体操作流程如下： [0035] (1)来自上游的净化气进入变换气气换热器，与变换等温反应器出口高温变换气换热，温度升至脱氧催化剂的起活温度后进入脱氧塔。脱氧塔内装脱氧催化剂，可以将净化气中的氧和不饱和烃进行加氢脱除。 [0036] (2)脱氧和不饱和烃加氢反应均为放热反应，脱氧后高温工艺气进入增湿控温塔，塔内补入工艺蒸汽与循环气的混合气体，再通过除氧水喷淋量控制温度。工艺蒸汽流量根据要求的变换深度进行控制。 [0037] (3)变换等温反应器出口高温变换气，一部分作为循环气，被循环气蒸汽喷射器引射返回入口，其余部分先后经过变换气气换热器‑变换气换热器‑变换气冷却器热交换和冷却，最终经变换气分离器分离工艺凝液后送下游脱碳工序。 [0038] 与现有的技术相比，本发明的有益效果是： [0039] (一)采用热气循环，本工艺的循环气无需冷却分水，同时充分利用了工艺蒸汽的能量，与使用循环压缩机的常规流程相比，既避免了高CO气体直接变换造成床层热点温度过高且难以控制，又避免了冷热病，减少了工艺蒸汽消耗量和循环水的用量；减少了电耗和工艺冷凝液排放量，节能效果显著。 [0040] (二)循环驱动设备为蒸汽喷射器，充分利用了工艺蒸汽自身的能量，无需增加电耗，与采用循环压缩机的流程相比，工艺流程更加简单可靠，没有变换反应进气中水蒸气冷凝的风险，装置占地与设备管道投资也更小。附图说明 [0041] 图1为电石炉气体变换制氢工艺中高浓度CO气体循环等温变换装置示意图； [0042] 图2为硅铁矿炉尾气变换制甲醇合成气工艺中高浓度CO气体循环等温变换装置示意图； [0043] 图3为动力蒸汽与系统抽气能力对应蒸汽量比较图； [0044] 附图标记：E1‑变换气气换热器、E2‑再生塔再沸器、E3‑变换气冷却器、T1‑增湿控温塔、J1‑循环气蒸汽喷射器、R1‑脱氧塔、R2‑变换等温反应器、V1‑变换反应器汽包、V2‑变换气分离器。具体实施方式 [0045] 需要说明的是，术语“第一”和“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个……”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。 [0046] 下面结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。 [0047] 实施例1： [0048] 一种高浓度CO气体循环等温变换装置，该装置包括变换气气换热器E1、变换气换热器E2、变换气冷却器E3、增湿控温塔T1、脱氧塔R1、变换等温反应器R2、变换反应器汽包V1、变换气分离器V2；其中，净化气管道与气气换热器E1连接；气气换热器E1分别与变换气换热器E2和脱氧塔R1连接；变换气换热器E2与变换气冷却器E3连接后再与变换气分离器V2连接；脱氧塔R1与增湿控温塔T1连接；增湿控温塔T1与变换等温反应器R2连接；变换等温反应器R2与变换反应器汽包V1连接。 [0049] 进一步的，在变换等温反应器R2与增湿控温塔T1之间的管线上设置有循环气蒸汽喷射器J1；变换等温反应器R2与变换气气换热器E1连接；中压过热蒸汽管与循环气蒸汽喷射器J1连接；除氧水罐通过管道与变换反应器汽包V1连接；变换反应器汽包V1与副产蒸汽管道连接。 [0050] 采用该装置进行高浓度CO气体循环等温变换工艺的具体操作流程如下： [0051] (1)来自上游的净化气进入变换气气换热器E1，与变换等温反应器R2出口高温变换气换热，温度升至脱氧催化剂的起活温度后进入R1脱氧塔。脱氧塔内装脱氧催化剂，可以将净化气中的氧和不饱和烃进行加氢脱除。 [0052] (2)脱氧和不饱和烃加氢反应均为放热反应，脱氧后高温工艺气进入T1增湿控温塔，塔内补入工艺蒸汽与循环气的混合气体，再通过除氧水喷淋量控制温度。工艺蒸汽流量根据要求的变换深度进行控制。 [0053] (3)变换等温反应器出口高温变换气，一部分作为循环气，被J1循环气蒸汽喷射器引射返回入口，其余部分先后经过变换气气换热器E1‑变换气换热器E2‑变换气冷却器E3热交换和冷却，最终经变换气分离器V2分离工艺凝液后送下游脱碳工序。 [0054] 实施例2：电石炉气经变换后制氢 [0055] 关键设备包括但不限于：E1变换气气换热器、E2再生塔再沸器、E3变换气冷却器、T1增湿控温塔、J1循环气蒸汽喷射器、R1脱氧塔、R2变换等温反应器、V1变换反应器汽包、V2变换气分离器的完整系统，具体工艺装置同实施例1(装置图见图1)。 [0056] 一种高浓度CO气体循环等温变换工艺，包括以下步骤： [0057] (1)气气换热：净化后的高浓度CO气体与反应器出口高温变换气在变换气气换热器E1进行换热； [0058] (2)脱氧：将经换热后的气体通入脱氧塔R1进行脱氧处理； [0059] (3)增湿控温：为调节变换反应进气的水气比和温度，设置增湿控温塔T1，气气换热后的工艺进气在此补入工艺蒸汽与循环气的混合气体，再通过除氧水喷淋量控制温度； [0060] (4)变换反应：增湿控温后的反应气进入变换等温反应器R2，在触媒的作用下，通过变换反应将CO和H2O转化成H2和CO2； [0061] (5)变换气循环:变换等温反应器R2出口气体不经冷却分水过程，直接通过循环气蒸汽喷射器J1产生的循环气蒸汽喷射器，被抽吸返回增湿控温塔入口T1； [0062] (6)热量回收：高温变换气经过变换气气换热器E1‑变换气换热器E2‑变换气冷却器E3气气换热后，仍然具有较高的温度，结合上下游工艺，将变换气换热器作为脱碳工艺中再生塔的再沸器； [0063] (7)冷却分离：经换热后的变换气经过变换气冷却器冷却至40℃后再经过V2分离掉游离水后送下游脱碳工序。 [0064] 具体案例：来自电石炉装置的电石炉气，流量30000Nm3/H，其主要组成(干基v％)见下表所示： [0065]H2 CO CO2 CH4 N2 O2 11 78 6 0.5 4.1 0.4 [0066] 该股气体经水洗除尘降温，脱焦油，加压后与BDO装置返回一股4300Nm3/H的富氢气汇合后(混合气中CO被稀释至69％)，再一同经过TSA净化，脱硫、脱砷后进入变换单元。变换进气温度约40℃，首先进入变换气气换热器E1被预热至160℃左右，然后进入脱氧塔R1，氧和不饱和烃被加氢脱除，温度升高至220℃左右，随后进入增湿控温塔T1，配入工艺蒸汽与循环气的混合气，再通过除氧水将湿控温塔T1出口气体控制到～190℃后进入变换等温反应器R2，变换等温反应器R2内装铜系变换催化剂，反应热通过循环炉水移走并副产蒸汽。变换出口温度控制在230℃以内，一部分经循环气蒸汽喷射器J1循环返回脱氧塔R1入口，其余变换气经变换气气换热器E1/变换气换热器E2/变换气冷却器E3/变换气分离器V2换热分 3 水后，进入MDEA脱碳工段脱除绝大部分CO2后再经过2段PSA提纯，可得到约27000Nm/H产品氢气供BDO装置使用，PSA的解吸气作TSA再生气，最终外送作燃料。 [0067] 本实施例中，变换工艺蒸汽规格为3.9MPag、371℃，变换反应压力为2.6MPaG，喷射器出口压力按2.72MPaG设计(即T1→R2→J1的系统压降为120kPa)，期望循环比为1进行喷射器的动力学计算(循环比按被引射返回的变换气量/R1出口的电石炉气量计算)，结果如图3所示。 [0068] 由图3可知，当工艺蒸汽压力不变时，流量为15T/H时就足以驱动循环比为1的循环气量，当工艺蒸汽压力下降至3.5MPag时，此时所需驱动蒸汽流量为19.5T/H，实际变换反应配入工艺蒸汽量为26T/H(直接补入蒸汽22T/H，另有4T/H调温水汽化)，循环气的驱动能力有富余，操作弹性较大。 [0069] 以循环比1计算，本工艺反应进气温度为190℃，气量约96000Nm3/H组成如下表所(v％)： [0070]H2 CO CO2 CH4 N2 H2O 21.74 23.69 14.17 0.33 1.85 38.22 [0071] 无循环工艺，反应器进气温度为195℃，气量约62000Nm3/H,组成如下表所示(v％)： [0072] H2 CO CO2 CH4 N2 H2O7.70 36.6 2.82 0.29 1.92 50.67 [0073] 对比可知，使用本专利技术时，变换反应进气的CO浓度更低，且具有更高的水碳比(H2O/CO)1.61，这对于变换催化剂的长期稳定运行是非常有利的。 [0074] 若采用压缩机驱动的循环工艺，变换反应进气流量约106000Nm3/H,组成如下所示(v％)： [0075]H2 CO CO2 CH4 N2 H2O 22.67 22.23 15.41 0.27 1.84 37.58 [0076] 两种循环工艺的主要消耗如下表所示: [0077] 消耗压缩机冷气循环喷射器热气循环工艺蒸汽T/H 26 22 除氧水T/H 5 4 循环水(10度温差)T/H 810 600 压缩机电耗量KW 120 0 [0078] 对比可知，使用喷射器的热气循环工艺，具有更低的消耗，技术优势非常明显。 [0079] 实施例3：硅铁矿炉尾气经变换制备合成气生产甲醇 [0080] 关键设备包括但不限于：E1变换气气换热器、E2再生塔再沸器、E3变换气冷却器、T1增湿控温塔、J1循环气蒸汽喷射器、R1脱氧塔、R2变换等温反应器、V1变换反应器汽包、V2变换气分离器的完整系统，具体工艺装置同实施例1(装置图见图2)，工艺流程同实施例2。 [0081] 利用该装置和工艺进行的具体案例： [0082] 来自矿热炉的尾气，流量98500Nm3/H，其主要组成(干基％v)见下表所示： [0083]组分 H2 CO CO2 CH4 N2 O2 合计％v 6 80 9 0.5 4.0 0.5 100 [0084] 与电石炉气相似，硅铁矿炉尾气也具有低氢低硫高一氧化碳的特点，其中CO的含量甚至更高，但是采用本专利技术的喷射循环工艺，同样只需使用一段变换等温反应器就能完成变换制合成气的操作。与实施例2的区别在于，下游产品为甲醇时总变换率要求较低，因此所需的水碳比更小，若全气量通过变换等温反应器时，由于蒸汽不能过量(否则变换率太高使合成气氢碳比失调)，有可能喷射器的循环驱动力不足而导致反应器入口CO浓度仍然较高，故本实施例变换深度通过变换等温反应器的旁路流量来控制，变换等温反应器按深度变换操作。本例中，工艺蒸汽及调温水总计补入约44T/H，变换后气体与未变换气3 3 体混合后总气量约152163Nm/H，脱碳后得到合成气气量约90518Nm/H，组成如下： [0085]组分 CO CO2 H2 CH4 N2 ％v 27.15 3.01 64.99 0.53 4.31 [0086] 经下游甲醇装置可以生产精甲醇约36.5T/H。 [0087] 以上所述实施例仅表达了本申请的具体实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对本申请保护范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本申请技术方案构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本申请的保护范围。 [0088] 提供本背景技术部分是为了大体上呈现本发明的上下文，当前所署名的发明人的工作、在本背景技术部分中所描述的程度上的工作以及本部分描述在申请时尚不构成现有技术的方面，既非明示地也非暗示地被承认是本发明的现有技术。