国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构

换热板在轴向变形量较大，而且不均匀，很容易将催化剂挤压成粉状。 （6）高压空间利用率低、存在轴向与径向混合流区：换热板上部设有猪尾管猪尾管与小环管连接、小环管通过支管与中环管连接，中环管上支管再与大环管连接，自大环管至换热板之间高度至少有1000mm，也就是说换热板上下（有效催化剂床层高度）各有1000mm无效空间，而此部分空间采用石英砂装填，随着石英砂及催化剂下降高度不同，则会出现不同程度的气体走轴向，因此在催化剂床层上、下端均有不同程度的轴径向混合流区，造成部分催化剂不能完全发挥催化剂作用，也会造成高压外筒白白增加2000mm高度度。 该类型低压甲醇反应器具有以下优点：

（1）传热系数高：水侧传热系数高，移热能力强，单位立方体米催化剂需要换热面积小；

（2）传热系数高：内件与外筒分开设计，便于更换内件；

（3）利于催化剂自卸及装填：外筒设有可以移开的大盖、下部有催化剂自卸口，便于催化剂自卸与装填。

3、绕管（或螺旋管）式换热管甲醇反应器存在问题：

绕管式低压甲醇塔解决了承受负压及消除热应力问题，如果用于等温变换也存在以下难以解决的问题：

（1）难以实现全径向结构、绕管难以实现同样长度：甲醇反应器的催化剂空速在5000～8000h-1 之间、而变换催化剂空速在800～2500h-1 之间，同样气量，作为变换反应器而言，变换催化剂用量大得多，也就是说等温变换反应器只有采用全径向结构才能满足低阻力需求。而轴向结构不能够满足变换炉反应器低阻力的需求。 绕管式（或螺旋管）结构甲醇反应器进水管由下部中心管引出，出水管由上部中心管汇集到一起，这种接结构只有采用全轴向，难以实现径向结构。

（2）每一根绕管传热系数不同、移热能力不同：绕管全 部由中心下部抽出

结构，或上下部采用环管分水箱及集水箱，也就是下部采用环管引出每只出水管，绕管最终汇集到上部环管。由于绕管起始直径不同，在保证绕管同样绕转角度时，每一根绕管直线长度不相同；如果保证绕管长度相同时，绕管绕转角度则不相同，会出现管内水流速不同，流经水量也不相同。不同层数的绕管传热系数也不相同。 （3）催化剂难以自卸、易造成整台设备报废：此结构应于甲醇反应器时，铜系催化剂强度低易粉化，利于催化剂自卸，如果应用于等温变换反应器，则变换为钴钼系催化剂，特别是高压装置催化剂为挤压成型并经过煅烧，催化剂在冷态或热态强度远大于铜系催化剂，绕管与绕管之间催化剂很难自卸，如果出现水合现象，催化剂将绕管全部包裹住，催化剂无法实现剥离，则整台设备报废。 （4）难以实现合理操作曲线：等温变换反应器内部合理操作曲线是由反应放出热量、换热面积、传热温差等要素决定的，一组绕管分别与上联箱和下联箱连结，而且边绕旋边上升，在保证管内水流速相同前提下，单位立方米内部换热面积很难确定和控制，为设计为合理操作曲线带来很大难题；

4、列管式甲醇反应器应于等温变换反应器存在难题：

列管式甲醇反应器管内装填催化剂，管外走水，属于双管板结构，如果应于等温变换反应器，则存在以下问题：

（1）不能够实现径向结构：该结构甲醇塔是管内装填催化剂、管外是水，换热管规格在ф38～44之间，即使管径进一步放大也难以实现全径向结构，满足不了催化剂装填量需求；

（2）每根管阻力不同、气体分布不均匀：该结构每一根管内催化剂装填不均匀、阻力不均匀、通过气量也不均匀，造成催化剂利用率低。

5、换热管束式（气体上进上出式）：

我们根据以上各类低压甲醇反应器结构分析可知：单管板、换热板、绕管式、鲁奇式等低压甲醇塔结构均不能够应用到等温变换反应器上，虽然部分业主已经采用或部分装置投入运行，但运行时间较短，上述分析的问题还没有完全暴露出来，或是在某种特定工艺条件下使用，但绝不能够使用任何工况水煤气或半水煤气的变换装置。 换热管束式甲醇反应器应用到等温变换反应器上还是较合理的，如南京敦先化工科技有限公司及河北正元塔器有限公司已经投入运行的等温变换器均属于此种类型。 换热管束全部为耐压管束、管子上下垂直、移热单元为每一个无缝钢管，利于设计合理的操作曲线，但国内某合成氨单位在运行的一套等温变换反应器在很多细节结构上的设计及气体分布等方面存在诸多问题（如右上侧图）；

（1）气体上进上出不合理：如右图所示：反应后的气体由中间集气筒上部出来，如果气体将催化剂粉尘带进集气筒中， 粉尘集聚在集气筒下部，越积越多，造成集气筒上开孔被堵塞，影响气体径向分布效果。如果停车时，气体中的水蒸气随着温度降低，出现溶解有H2S、CO2的酸性液体集聚在集气筒下部，造成集气筒腐蚀，进一步影响径向气体分布。

（2）不利于换热管束检修和更换：上水管与承压封头采用焊接结构不合理，如果换热管束需要检修或更换，换热管束难以单独吊出；

（3）易造成捧住催化剂、催化剂自卸难度大：上下联箱仅为一根大环管，换热小管全部焊接在大

环管上，小管与大环管连接处，纵向小管较密，很容易捧住催化剂，造成催化剂难以自卸。

（4）同平面温差大、没有完全掌握径向分布技术：如右上侧温度分布与催化

剂床层温度与深度实际操作曲线图，从图上可以明显看出：（a）出径向气体分布筒时，同平面温差为50～80℃（径向气体流动，同一圆周面为同一平面）；（b）催化剂床层热点同平面温差大到40～200℃，造成热点同平面温差大主要是径向气体分布不均匀，温度高的地方气体分布多、反应放出热量多造成的；（c）混合流区走的气量非常大，在温度低时反应热维持不了催化剂床层温度，造成该出现热点时反而温度下降到230℃，在气体快要走出催化剂床层时，反而温度由230℃上升到360℃，这种气体分布充分说明催化剂出现热点不是在同平面，催化剂利用率低，催化剂使用寿命短。

（5）国内大型径向气体分布器实验装置在南京某研究院：我国上世纪引进国外大型合成氨技术时，国外对气体径向分布技术实行完全封锁政策，特别是由实验装置实测出的径向分布器穿孔因子和摩擦系数等参数更是避而不谈，造成国内研发径向分布器技术单位很长时间掌握不了径向气体分布技术。

上世纪80～90年代，国内消化吸收国外全径向大型化氨合成塔技术任务由原化工部安排由南京市某研究院高压气体反应所完成，南京市某研究院高压气体反应所通过自建的实验装置得到第一手资料，这些资料仅有少数人掌握和拥有，这也是南京出现诸多全径向大型合成氨、甲醇塔、等温变换反应器等设计及制造单位的根本原因。如同PSA（变压吸附）技术单位在成都扎堆一样，变压吸附技术鼻祖均来自于四川成都某化工研究院。所以，气体径向分布技术发源地在南京，其他单位没有掌握实验所得穿孔因子及摩擦系数的第一手资料，上述实际运行等温变换反应器温度与催化剂床层深度之间的操作曲线也充分证明这些。 6、水移热管束式等温变换反应器

水移热管束式等温变换反应器由壳体和内件组成。壳体由筒体、上封头、下封头组成，上封头与筒体之间采用法兰连接，法兰之间采用“Ω”密封，上下封头分别设有气体进出口。内件由水移热管束，气体分布筒、气体集气筒、密封板、支撑座等部件组成，水移热管束与进出水管之间采用管式联箱结构。内件与外筒可以拆卸，管内走水、管外装填催化剂，下部设有催化剂自卸口。

原料气从等温变换反应器上部进入等温变换反应器后由侧面径向分布器进入催化剂床层，然后沿径向通过催化剂床层，反应的同时与埋设在催化剂床层内的水管换热，再经内部集气筒收集后由下部出等温变换反应器。