CN101412932A - 一种制取甲醇合成气的耐硫变换工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种制备甲醇合成气CO耐硫变换方法：至少包括两段变换，将粗煤气进行预处理，预处理后的粗煤气被加热至温度为180－260℃、水/气体积比为0.1－0.55时进入第一反应器进行变换反应，床层温度为330－420℃，第一变换反应后CO的体积含量为36－48％；从第一反应器中出来的气体经换热、喷水降温至200－280℃、水/气体积比为0.1－0.75时进入第二反应器进行变换反应，床层温度为390－450℃，最后出口气体中干基CO的体积含量为8－35％；上述第一、二段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂，第二段出口气体直接或配气后或再经第三段深度变换配气后制备甲醇合成气，具有工艺气水/气比低、节省能耗、设备成本低和原料来源广泛等优点。
Description
技术领域
本发明涉及一种高浓度CO原料气制取甲醇合成气的耐硫变换工艺，具体地说是涉及一种以煤为原料高浓度CO原料气两段或多段制取甲醇合成气的耐硫变换工艺。
背景技术
甲醇是一种重要的基本化工原料，可以用来生产甲醛、醋酸、对苯二甲酸二甲酯等多种有机产品。甲醇也是重要的溶剂，在农药、医药、香料以及三大合成材料生产中有广泛的用途。特别是80年代以后，由于世界工业发达国家推行汽油“无铅化”的环境保护政策，使得以甲醇为原料的无铅汽油添加剂MTBE得到了开发和大量的应用，成为仅次于甲醛的第二大甲醇用户，也使甲醇的产量和消费量都迅速增长，成为当今世界大宗化产品之一。
进入21世纪以来，由于受石油资源日趋紧张的影响，我国的煤化学工业转入了一个快速发展阶段，煤气化制甲醇出现了新工艺的引进与传统工艺改进同时并举的局面。在众多的煤气化制甲醇新工艺中，荷兰壳牌和德国西门子集团公司开发的粉煤气化(分别简称Shell粉煤气化和GSP气化技术)、改造的鲁奇粉煤气化(简称BGL气化)和我国自主开发的航天粉煤气化(简称HL气化)等新工艺，很受我国化工企业的青睐。这些新工艺虽然有它独特的优点，但因制得的原料气中的CO含量高达60％以上，不仅加重了耐硫变换***的CO变换负荷，而且还有可能引起高放热的甲烷化副反应使床层超温。因此变换工序如何分段、一段炉反应深度控制和抑制甲烷化副反应等问题，就成为高CO含量工艺气能否成功地用于甲醇生产的关键。
专利ZL200610018566.2公开了一种高浓度一氧化碳二级变换方法，将CO体积浓度≥50％、硫含量≥1克/米3的原料预热到240±20℃，被水蒸气饱和到气/汽0.9-1.1，经一级一段或二段耐硫宽温变换，气体在反应炉停留1-2秒，反应后CO体积浓度<46.1％，再经二级二段或三段耐硫低温变换，二级变换控制炉温180-260℃，气体停留2-2.5秒，汽/气为0.8-0.3，反应后CO体积浓度为0.3-3％。这种方法由于汽/气比较高，需要的水蒸气比较多，也增加了能耗。
现有技术中CO变换工艺中的水/气比较大，对于高浓度CO原料气的变换，由于CO浓度和水/气都高，反应的推动力大，一段催化剂的装量只要有少量的变化，就会明显影响床层的热点温度，因此催化剂的用量必须准确，否则会因为反应深度增加，造成床层“飞温”的不良结果。实践证明有些厂在开车的初期，因负荷较低或者因催化剂装填余量较大，第一反应器出现了超温现象，为了降低反应器的温度，水/气都提高到2.0以上，这样不仅造成能量的浪费，而且由于一段催化剂处于高水/气和高温的苛刻条件下运行，使催化剂更换频繁，影响正常生产。对于原料气中硫含量低的工厂，还会因为高温和高水/气出现反硫化现象，必须选用高硫煤或添加硫磺或注入CS2来增加工艺气中的硫含量，才能维持正常生产，限制了原料煤的选择范围。
发明内容
本发明的目的是提供一种高浓度CO原料气两段或两段以上耐硫变换制备甲醇合成气的工艺。该合成工艺需要的水蒸气的用量少，降低了能耗，在变换炉中的工艺条件缓和，延长了催化剂的使用寿命，同时，对原料气中硫的量要求低，大大的拓宽了原料煤的选择，合成气体混合物直接或经配气后用于制备甲醇。
为实现本发明的目的提供一种一氧化碳耐硫变换制备合成甲醇合成气的方法，至少包括第一、二段变换：
第一段变换：将CO干基含量为50-76％的粗煤气进行预处理，预处理后的粗煤气被加热至温度为180-260℃、水/气体积比为0.1-0.55时进入第一反应器进行变换反应，床层温度为330-420℃，第一变换反应后CO的体积含量为36-48％；
第二段变换：从第一反应器中出来的气体与第一反应器入口的气体进行换热，再喷水降温至200-280℃、水/气体积比为0.1-0.75时进入第二反应器进行变换反应，床层温度为390-450℃，最后出口气体中干基CO的体积含量为8-35％；
上述第一、二段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
所述的粗煤气中CO的干基体积含量为58-62％。
所述的预处理包括粗煤气进入分液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气直接被加热，或者从分离器顶部出来的粗煤气添加水蒸气或/和喷水调整水/气体积比以后被加热。
上述被加热的粗煤气再进入脱毒槽脱去杂质。
所述加热的方式包括热交换式加热气体。
第一反应器出口的气体经换热、喷水降温后，添加水蒸气调节到粗煤气中的水/气体积比为0.1-0.75。所述的喷水时的水温为25-100℃。
所述的换热包括第一反应器出口气体与粗煤气互相换热，或者第一反应器出口气体与液体换热产生蒸汽。所述的液体优选水。
所述的喷水包括喷工业冷凝水或脱盐水。
所述的脱盐水是指将所含易于除去的强电解质除去或减少到一定程度的水。
从第一反应器中的原料气与少量蒸汽(水/气0.1-0.55)在催化剂的作用下进行CO和H2O的变换反应，由于变换反应是放热反应，因此反应器出口气体的温度较高，需要降温才能继续进行变换反应，另外进行深度变换也需要增加水/气。本发明先将第一反应器出口的高温气体经与第一反应器入口前的气体进行换热降低到一定的温度，然后再利用喷水的方法，使其进一步降温达到后续变换反应的温度并增加水/气，这样即将其热量回收用于加热温度低的气体，同时补充了第二反应器进入的气体需要的水分，实现了节能、降能的目的。在现有专利ZL200610018566.2中第一反应器入口就加入了大量的蒸汽(气/汽0.8-1.1)，虽然也喷入水降温增湿，然后再进入换热器与粗煤气换热，但是只能补充少量的水/气，没有很好的将这部分热量很好的利用。
所述进入第一反应器入口的粗煤气的水气体积比优选0.21-0.3，更优选0.21-0.245。
通过控制工艺气中的水气体积比，来控制第一反应器变换反应的深度和床层的热点温度，实现在不发生甲烷化副反应的前提下，将高浓度CO原料气在低水气体积比的工艺条件下实施变换。反应器内床层热点温度与入口温度有很大的关系，随着入口温度的增加，床层的热点温度也增加，甲烷化副反应的程度高，所以本发明第一变换炉入口温度最好控制在190-220℃。
所述的第一反应器中的压力为3.0-6.5Mpa；气体的空速为3000-8000h-1。
第一反应器出来的气体中CO的干基体积含量为36-48％。
所述的第二段变换中水/气体积比优选0.2-0.45。
所述的第二反应器中床层热点温度为390-450℃；气体的空速为2000-6000h-1。
本发明所述的干基是以单位质量的干气为基准表示气体性质。
第二反应器中出来的气体中CO的含量为8％-35％，当第二段反应器出口气体中CO的含量为18-22％时，出口气体中的CO、H2之间的比例关系符合制备甲醇的要求，不需要调配它们之间的量直接去制备甲醇。第二反应器出来的气体中CO的含量为8-17％，需要加入适当的粗煤气原料气调配，使其混合气体中CO、H2之间的比例达到制备甲醇的要求，或者进入第三段反应器进行深度CO变换，之后再经配气达到制备甲醇的要求。第二反应器出来的气体中CO的含量为23-35％时，必须进行第三段反应器进行深度CO变换。
第三段变换：从第二反应器中出来的CO的体积含量大于22％的气体与第一反应器入口的气体进行换热，再喷水降温至190-260℃、水/气体积比为0.2-0.3时进入第三反应器进行变换反应，床层温度为320-410℃，最后出口气体中干基CO的体积含量为2-16％，所述第三段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
所述的换热包括第一或第二反应器进出口气体与互相换热，或者第一或第二反应器出口气体与液体换热产生蒸汽。
第三段出来气体经过加入适当的粗煤气原料气调配，使其混合气体中CO、H2之间的比例达到制备甲醇合成气的要求，因为在进入甲醇合成前还有气体的进一步净化，因此本发明即使经过配气也不会影响后续工段甲醇催化剂的活性。
第二、三反应器出口的气体或经调配后的气体采用现有技术公开的合成甲醇的方法制备甲醇。
现有技术中，通常提高水/气比例抑制甲烷化副反应，例如专利ZL200610018566.2公开的入口混合物的气/汽0.9-1.1，有时甚至汽/气比例提高到2.0以上，这样不仅造成能量的浪费，而且由于一段催化剂处于高水/气和高温的苛刻条件下运行，使催化剂更换频繁，影响正常生产。对于原料气中硫含量低的情况下，还会因为高温和高水/气出现反硫化现象，必须选用高硫煤或添加硫磺或注入CS2来增加工艺气中的硫含量，才能维持正常生产，限制了原料煤的选择范围。
本发明的第一、二或三反应器入口的水/气体积比分别控制在0.1～0.55、0.2-0.75、0.2-0.3范围内，床层热点温度控制450℃以下，并且采用QDB变换催化剂，在变换过程中几乎没有甲烷化副反应发生。由于本发明的水/气明显低于现有技术(水/气1.0)，因此采用本发明的工艺节能效果显著。以一个年产30万吨的甲醇厂为例，至少可以节省蒸汽15吨/h，年经济效益近2000万元。
本发明通过在进行CO变换的同时，还可以将粗煤气中带有的少量有机硫在此工艺条件下转变为H2S，使其在变换后的脱硫过程中被脱除，有利于延长甲醇合成催化剂的寿命。
与现有技术制备甲醇合成气的工艺相比，例如，专利ZL88105383、专利ZL98120232.2，本发明具有工艺条件比较温和，几乎不发生甲烷化副反应，需要的水蒸气的量少等优点。
本发明高浓度CO耐流变换制备甲醇的合成气的方法，优选方案为：CO干基含量为50-76％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气被加热至180-260℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.21-0.3，空速是3000-8000h-1，反应压力3.0-6.5MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为36-48％，第二段变换：CO干基含量为36-48％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至190-250℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.2-0.45，入口温度为390-450℃，第二反应器床层的热点温度为390-450℃，空速是2000-6000h-1，第二反应器出口干基CO的体积含量为18-22％，上述第一、二段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
本发明所述的第一、二或三段变换过程中所述的CO耐硫变换催化剂为钴钼CO耐硫变换催化剂。
本发明所述的的第一、二段或三段变换反应均优选青岛联信化学生产的QDB系列CO耐硫变换催化剂，参见2006年《化肥设计》广告。
所述的QDB系列催化剂是指以镁铝尖晶石为载体、活性成分为CoO和MoO3的一类CO耐硫变催化剂。
本发明使用的QDB耐硫变换催化剂具有结构稳定、较高的强度和抗粉化的能力、较高的低温活性和较低的起活温度等性能。在操作过程中即使经常波动，床层热点基本保持不变；在配入蒸汽或淬水过程中，变换炉床层难免有微量水带入，容易使催化剂粉化，QDB催化剂具有较高的强度和抗粉化性能。
本发明制备甲醇合成气合成工艺与现有技术相比主要优点如下：
1、本发明通过控制进入各段反应器中的水气体积比以及入口、床层温度，使得整个变换过程中甲烷化副反应程度极低。
2、工业化成本低
节省蒸气的用量，降低能耗。由于本发明在变换过程中水/气体积比明显低于现有技术的比值，因此采用本发明的工艺节能效果显著；第一或第二或第三反应器出口气体经换热、喷水等过程将其热量合理利用，使得整个工艺的能耗降低。
3、工艺条件温和
本发明中第一、二和或第三反应器的水/气为较低，入口温度为260℃以下，床层热点温度小于450℃，工艺条件明显缓和，使第一、二或第三反应器的催化剂可在缓和的工艺条件下运行，达到延长催化剂的使用寿命的目的，对工业生产的长周期运行具有重要的现实意义。
4、对原料气中H2S含量要求低，原料选择范围宽
钴钼催化剂在硫化状态下才能表现出高的催化活性，并且随着原料气中的H2S含量的增加，催化剂的活性也相应增加，因此对原料气中的H2S含量原则上无上限要求。但由于钴钼催化剂中活性组份硫化物与工艺气中H2S含量之间存有水解平衡反应，故而在一定的反应温度和水/气条件下，当H2S浓度低于平衡时所需的最低H2S浓度时，将会出现反硫化现象而使催化剂失活，并且温度越高，水/气越大，所需的H2S浓度也越高。当采用现有三段耐硫变换高水/气工艺时，所需最低H2S至少1000ppm，而本发明中采用低水/气流程只需要H2S为300ppm即可满足工业生产的要求，大大地拓宽了原料煤的选择范围。
5、催化剂可以全部国产化
本发明耐硫变换工艺由于温度和汽/气都低，因此，可以选择低温活性好并且价格适中的国产催化剂。以河南开祥一个年产30万吨的甲醇厂为例，可以替代进口催化剂为47m3。
具体实施方式
以下为本发明的具体实施方式，所述的实施例是为了进一步描述本发明，而不是限制本发明。
实施例1
第一段变换：CO干基含量为62％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气被加热至205℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.21，入口温度为205℃，第一反应器床层的热点温度为378℃，反应压力3.6MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为42％；
第二段变换：CO干基含量为42％的变换气与进第一反应器的入口气体进行换热再喷水降温至210℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.30，入口温度为210℃，第二反应器床层的热点温度为405℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为21％，满足甲醇生产的要求，第一、二段变换反应使用QDB-04型耐硫变换催化剂。
实施例2
第一段变换：CO干基含量为66％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至200℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.26，入口温度为215℃，第一反应器床层的热点温度为400℃，反应压力3.6MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为45％；
第二段变换：CO干基含量为45％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至260℃，再通入水蒸汽，进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.45，入口温度为250℃，第二反应器床层的热点温度为410℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为18％，第一、二段变换反应使用QDB-04型耐硫变换催化剂，满足甲醇生产的要求。
实施例3
第一段变换：CO干基含量为66％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至200℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.35，入口温度为200℃，第一反应器床层的热点温度为428℃，反应压力3.6MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为37％；
第二段变换：从一段出来的气体与37％的原料气混合后，使CO干基含量为45％，进行换热再喷水降温至220℃进入第二变换反应器，水/气体积比为0.2，入口温度为280℃，第二反应器床层的热点温度为410℃，使第二反应器出口干基CO的体积含量为19％，第一、二段变换反应使用QDB-03型耐硫变换催化剂。
实施例4
第一段变换：CO干基含量为76％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至180℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.3，入口温度为180℃，第一反应器床层的热点温度为420℃，反应压力4.0MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为48％；
第二段变换：CO干基含量为48％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水，在加入水蒸气，降温至240℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.62，入口温度为240℃，第二反应器床层的热点温度为450℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为10％，第一、二段变换反应使用QDB-04型耐硫变换催化剂，经粗煤气配气满足甲醇生产的要求。
实施例5
第一段变换：CO干基含量为50％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气被加热至260℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.55，入口温度为250℃，第一反应器床层的热点温度为351℃，反应压力6.5MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为36％；
第二段变换：CO干基含量为36％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至230℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.45，第二反应器床层的热点温度为412℃，第二反应器出口干基CO的体积含量8％，第一、二段变换反应使用QDB-03型耐硫变换催化剂，经粗煤气配气后满足甲醇生产的要求。
实施例6
第一段变换：CO干基含量为50％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至240℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.40，入口温度为240℃，第一反应器床层的热点温度为360℃，反应压力3.6MPa，空速为4000h-1，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为33％；
第二段变换：CO干基含量为33％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温，然后在添加蒸汽至220℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.40，入口温度为220℃，第二反应器床层的热点温度为407℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为7.0％，经粗煤气配气后满足甲醇生产的要求。
实施例7
第一段变换：CO干基含量为62％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至200℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.42，入口温度为215℃，第一反应器床层的热点温度为400℃，反应压力3.6MPa，空速8000h-1，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为42％；
第二段变换：CO干基含量为42％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至220℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.28，入口温度为220℃，第一反应器床层的热点温度为410℃，空速为4000h-1，第二反应器出口干基CO的体积含量为20％，第一、二段变换反应使用QDB-03型耐硫变换催化剂满足甲醇生产的要求。
实施例8
第一段变换：CO干基含量为62％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气添加蒸汽并被加热至200℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.27，入口温度为215℃，第一反应器床层的热点温度为360℃，反应压力3.6MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为42％；
第二段变换：CO干基含量为42％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至230℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.17，第二反应器床层的热点温度为400℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为16％；
第三段变换：CO干基含量为16％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至220℃进入第三反应器进行变换反应，水/气体积比为0.25，第三反应器床层的热点温度为340℃，第三反应器出口干基CO的体积含量为3.6％；第一、二或三段变换反应使用QDB-03型耐硫变换催化剂，最后出口气体经配气后满足甲醇生产的要求。
实施例9
该实施例的第一段CO变换工艺参数参倒实施例8，其他参数如下：
第二段变换：CO干基含量为42％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至240℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.28，第二反应器床层的热点温度为423℃，第二反应器出口干基CO的体积含量为17％；
第三段变换：CO干基含量为17％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至230℃进入第三反应器进行变换反应，水/气体积比为0.21，第三反应器床层的热点温度为336℃，第三反应器出口干基CO的体积含量为3.5％；
第一、二或三段变换反应使用QDB-02型耐硫变换催化剂，最后出口气体经配气后满足甲醇生产的要求。
实施例10
该实施例的第一、二段CO变换工艺参数参考实施例8，其他参数如下：
第三段变换：CO干基含量为30％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温200℃进入第三反应器进行变换反应，水/气体积比为0.3，第三反应器床层的热点温度为347℃，第三反应器出口干基CO的体积含量为10％；
第一、二或三段变换反应使用QDB-03型耐硫变换催化剂，最后出口气体经配气后满足甲醇生产的要求。
Claims (9)
1、一种一氧化碳耐硫变换制备合成甲醇合成气的方法：至少包括第一、二段变换：
第一段变换：将CO干基含量为50-76％的粗煤气进行预处理，预处理后的粗煤气被加热至温度为180-260℃、水/气体积比为0.1-0.55时进入第一反应器进行变换反应，床层温度为330-420℃，第一变换反应后CO的体积含量为36-48％；
第二段变换：从第一反应器中出来的气体与第一反应器入口的气体进行换热，再喷水降温至200-280℃、水/气体积比为0.1-0.75时进入第二反应器进行变换反应，床层温度为390-450℃，最后出口气体中干基CO的体积含量为8-35％；
上述第一、二段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
2、根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述进入第一反应器入口的粗煤气的水/气体积比为0.21-0.3。
3、根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第二段变换中水/气体积比为0.2-0.45。
4、根据权利要求1或3所述的方法，其特征在于，所述的第二段反应器出来气体中CO体积比为18-22％。
5、根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第一反应器出口的气体经换热、喷水降温后，加入蒸气或/和喷水的方式增加水/气体积比。
6、根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，还包括第三段变换，所述第三段变换为：从第二反应器中出来的CO的体积含量大于22％的气体与第一反应器入口的气体进行换热，再喷水降温至190-260℃、水/气体积比为0.2-0.3时进入第三反应器进行变换反应，床层温度为300-410℃，最后出口气体中干基CO的体积含量为2-16％，所述第三段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
7、根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，CO干基含量为50-76％的粗煤气首先进入气液分离器，从分离器顶部出来的粗煤气被加热至180-260℃，进入脱毒槽脱除去杂质后，进入第一反应器进行变换反应，其中的第一反应器入口的水/气体积比为0.21-0.3，空速是3000-8000h-1，反应压力3.0-6.5MPa，第一反应器出口粗煤气中干基CO的体积含量为36-48％，第二段变换：CO干基含量为36-48％的变换气与进第一反应器的气体进行换热再喷水降温至190-260℃进入第二反应器进行变换反应，水/气体积比为0.2-0.45，入口温度为190-260℃，第二反应器床层的热点温度为390-450℃，空速是2000-6000h-1，第二反应器出口干基CO的体积含量为18-22％，上述第一、二段变换过程中使用CO耐硫变换催化剂。
8、根据权利要求1-7任一项所述的方法，其特征在于，所述的粗煤气中CO的干基体积含量为58-62％。
9、根据权利要求1-8任一项所述的方法，其特征在于，所述的CO耐硫变换催化剂为钴钼基耐硫变换催化剂，优选QDB型CO耐硫变换催化剂。
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