国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构.docx

国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构.docx

《国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构.docx（15页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

国内外各类低压甲醇塔等温变换炉结构

国内外各类低压甲醇塔构造

应用于等温变换反响器上存在问题及优点的分析

（中国化学工业集团公司XX工程）

“等温变换技术〞是我国自己研发并有自己知识产权的专利技术，目前南京敦先化工科技、湖南安淳公司、河北正元工艺均有开起来的业绩，特别南京敦先化工科技已经有8套业绩了，有粉煤加压气化、水煤浆加压气化、固定床加压气化以及石油石化渣油制氢气化等方面业绩。

从目前我们所承接的工程工程及与技术商、业主接触过程中可以知道：

如今业主在新上大型煤化工工程上均想采用“等温变换技术〞。

“等温变换反响器〞实际是由低压甲醇反响器演变而来，但“等温变换反响器〞又不同与“低压甲醇反响器〞，为了业主在新技术上更好的选择以及在决策上不会有失误。

本文把国内外现有低压甲醇塔构造形式应用到变换装置上存在的优缺点进展客观分析，以供各位业主参考及技术商进一步优化设计，如有不妥之处请谅解：

1、日本某技术公司单管板甲醇反响器存在以下问题：

〔1〕厚管板受热不均匀、厚管板易出现裂纹：

气侧与水侧之间的厚管板无法实现合理操作曲线〔气侧如有合理操作曲线，气侧温差要到达100℃以上，这是变换反响的特殊需求〕，假如实现合理操作曲线，那么厚管板热应力不同，管板很容易出现裂纹；

〔2〕构造不合理、容易造成整台设备报废：

虽然采用了双管板构造，但在构造上设计不合理。

厚管板与上部水箱及厚管板与下部催化剂床层之间全部采用焊接构造，高压外筒、气体分部器、换热管等部件全部与厚管板直接焊接，催化剂从上部中心管装填，而且下部设有双封头，不仅不利于催化剂装填和自卸，一旦催化剂无法自卸，那么整台设备报废〔如右上侧图〕，日本多段全径向构造〔如右下侧图〕也是单管板构造，仅是将厚管板及水箱放到下部，仅是解决了催化剂便于装填，但右上图构造存在的诸多问题是一样的；

〔3〕不合适二级变炉使用、也不合适装置大型化：

该甲醇反响器实际是是浮头式换热器构造，单管板无法承受较大负压差，假如将反响器直径放大到DN3800，单侧承受负压差为时，单管板厚度需要在550mm以上，市场上无法采购这么厚的管板。

假如这种构造用于二级变炉上去，那么管板是最薄弱环节，管板受负压容易出现裂纹，换热管与管板之间的焊缝易拉裂。

目前运行的某技术公司浮头式甲醇合成塔〔构造由鲁奇演变而来，上管板为固定管板、下部采用双封头，相对膨胀量采用管道式膨胀节消除〕也属于单管板构造，已投运的设备有好多家在单管板上出现了泄露问题〔如湖北三宁、河北金石等单位低压联醇装置〕；这种构造的低压甲醇塔假如应用到变换装置上是无法实现装置大型化的，主要受管板的限制，假如设备直径放大到DN3800以上，国内提供锻件的单位的锻压机已经无法提供满足压差需求的厚管板了。

〔4〕国内某集团运行的一台单管板式等温变换反响器仅是将低压甲醇塔应用到变换装置上，完全没有掌握等温变换反响器的设计理念：

目前，变换系统气侧压力为、副产蒸汽压力已到，水侧压力已经高于气侧压力，而催化剂床层温度仅为264℃，出反响器出口温度为258℃。

随着催化剂使用寿命延长，催化剂活性衰退，要想进一步进步催化剂床层温度就得进步蒸汽压力，而依靠进步蒸汽压力来进步催化剂床层温度是有限的，可能在催化剂使用到～年时，蒸汽压力需要提升到以上。

该催化剂床层没有合理操作曲线，不利于有机硫转化及防治催化剂发生水合结块；催化剂床层温度难以提升，耐硫宽温区催化剂就失去“宽温区〞意义了，造成催化剂使用周期短、消费运行费用高；随着水侧与气侧压产增大，厚管板管板可能出现裂纹，造成水漏到催化剂床层，一旦发生泄露，那么会出现整台设备报废现象，装置不能运行。

假如应用与粉煤加压气化变换装置，CO含量高，需要向系统添加蒸汽，会造成催化剂床层泡在水中，催化剂中钾盐流失、短时间内催化剂活性迅速下降，更会造成催化剂发生水合，反响器内部催化剂结成整块，不仅催化剂床层阻力大，催化剂难以自卸，造成整台设备报废。

这是业主在大型装置上必需要考虑的首要问题，大型装置投资可能在几十亿甚至几百亿，一旦发生这种事故那么造成几十亿甚至几百亿的投资装置无法运转，给业主带来经济损失太大。

该种反响器具有以下优点：

〔1〕消除运行过程中热应力效果好：

该构造甲醇反响器换热管为盲肠式，一端固定、一端自由伸缩，消除热应力方面是任何低压甲醇塔不可比较的；

〔2〕水侧与侧气之间焊接点少、焊缝易保证质量：

该构造水侧与气侧之间焊接点仅在上管板上，焊接易焊接，易保证焊接质量；

2、板式甲醇反响器存在以下问题：

板式甲醇反响器受热元件为两层薄钢板焊接后再冲压而形成带有腔体的换热板，腔体内走水，板外走气。

采用全径向构造催化剂床层时，换热板由内向外按照同心圆布置假设干层，由于换热板是长方形平板，随着催化剂床层直径增大，那么单一换热板的宽度也增加，假如甲醇塔直径在DN3500时，外围换热板的宽度那么到达500mm以上。

该构造甲醇反响器假如应用到变换反响器中会存在以下问题：

〔1〕焊缝多、平安系数低：

换热元件为换热板，换热板是由两块的钢板焊接而成，假如最外一层换热板高度为9000mm，那么这块换热板周的焊缝总长度〔〕×2=19m，假如一台DN3500的甲醇反响器，所有换热板周边的焊缝总长在公里以上。

国内技术公司制造一台ф2800、H板高=7500mm、V催=39.0m3的低压甲醇反响器，仅换热板周边焊缝累计起来就到达6公里，假如这种构造应于等温变换反响器内，泄漏几率大大增加；

〔2〕不利设置合理操作曲线、满足不了变换工艺特殊需求：

单块换热板高换热面积为9×2×0.5=9m2、外围换热总面积为3.5×3.14÷0.5×9≈197.82m2，无论如何调整，每一周的换热面积太大。

假如气体沿催化剂床层由外向内径向流动，催化剂床层温度只会是同一温度，不会出现合理操作曲线；假如将气体改为由内向外径向流经催化剂床层，催化剂床层吸灰才能大幅度下降，与入口气体接触的催化剂失去活性速率非常快，床层阻力会迅速上升。

我们按照内圈直径为700mm计算，那么内圈径向催化剂床层截面积为0.7×3.14×9≈19.971m2，在同样积灰厚度前提下，内圈积灰才能仅是外圈的19.971÷197.82≈1/10；

〔3〕换热板承压才能差、易造成水路不流畅：

板式甲醇反响器受热元件为两层厚度为薄钢板进展周边焊接及中间部位采用电阻焊而形成上图的构造，然后再冲压到而形成带有腔体的换热板。

腔体内走水，板外走气。

在已运行的甲醇装置上，气侧为、水侧为、换热板承受负压差在工况下，局部换热板已经变形，造成水路流通不畅。

假如用于加压气化压力为、或变换装置，换热板承受的负压差或正压差那么会出如今以上，更会造成水路不通畅。

假如采用厚板加工换热板，在充压鼓起时充水压力要大幅度进步，但带来的是换热变环边焊缝易被撕裂，造成环边焊缝使用寿命短，运行中易造成泄漏事故。

〔4〕热应力消除差、随着直径增大、膨胀节易断裂几率增加：

板式甲醇反响器消除壳程与内件之间的热应力是利用进出总水管上的膨胀节，由于换热板环边焊缝不均匀、换热板在冲压膨胀为水腔过程中，换热板两侧形成的变形量不一样，在受热膨胀后，每一块板的向上膨胀量也不同，造成作用在上升总水管上的热应力也不均匀。

国内已经运行板式甲醇反响器有40%的已出现膨胀节断裂，这种构造的甲醇反响器膨胀节断裂几率随着设备直径越大断裂的次数越多〔如河南某家4年内出现2次断裂、内蒙古某台ф3500甲醇反响器3年内膨胀节断裂3次〕，主要因为甲醇反响器直径增加大及换热板长度曾高后，换热板布置的圈数越来越多、膨胀量随板高的增加而上升，带来每一块板膨胀量也不一样，所以管道上的膨胀节断裂的几率也增大。

变换反响需要催化剂量是甲醇催化剂量的两倍以上，等温变换反响器设备规格要比甲醇反响器规格大得多，所以膨胀节断裂的几率会大幅度增加。

〔5〕换热板易变形、造成催化剂粉化：

耐硫变换催化剂，硫化时需要将催化剂床层提升到450℃以上，然后降温使用，换热板是在冷态下焊接并冲压成型，换热板凸起不均匀、周边焊缝变形量较大、换热板两侧边缘长为9000mm以上，采用手工焊接的两侧边缘、焊缝厚度不均匀〔焊肉难以控制均匀〕，再加9000mm长的的换热板组成移热板束时，中间无法设置固定及限位装置，受到高温变形时，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，而此局部空间采用石英砂装填，随着石英砂及催化剂下降高度不同，那么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，造成局部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。

该类型低压甲醇反响器具有以下优点：

〔1〕传热系数高：

水侧传热系数高，移热才能强，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〕式换热管甲醇反响器存在问题：

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

〔1〕难以实现全径向构造、绕管难以实现同样长度：

甲醇反响器的催化剂空速在5000～8000h-1之间、而变换催化剂空速在800～2500h-1之间，同样气量，作为变换反响器而言，变换催化剂用量大得多，也就是说等温变换反响器只有采用全径向构造才能满足低阻力需求。

而轴向构造不可以满足变换炉反响器低阻力的需求。

绕管式〔或螺旋管〕构造甲醇反响器进水管由下部中心管引出，出水管由上部中心管聚集到一起，这种接构造只有采用全轴向，难以实现径向构造。

〔2〕每一根绕管传热系数不同、移热才能不同：

绕管全部由中心下部抽出构造，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，绕管最终聚集到上部环管。

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一样；假如保证绕管长度一样时，绕管绕转角度那么不一样，会出现管内水流速不同，流经水量也不一样。

不同层数的绕管传热系数也不一样。

〔3〕催化剂难以自卸、易造成整台设备报废：

此构造应于甲醇反响器时，铜系催化剂强度低易粉化，利于催化剂自卸，假如应用于等温变换反响器，那么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，假如出现水合现象，催化剂将绕管全部包裹住，催化剂无法实现剥离，那么整台设备报废。

〔4〕难以实现合理操作曲线：

等温变换反响器内部合理操作曲线是由反响放出热量、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，在保证管内水流速一样前提下，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、列管式甲醇反响器应于等温变换反响器存在难题：

列管式甲醇反响器管内装填催化剂，管外走水，属于双管板构造，假如应于等温变换反响器，那么存在以下问题：

〔1〕不可以实现径向构造：

该构造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构造，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：

该构造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响器构造分析可知：

单管板、换热板、绕管式、鲁奇式等低压甲醇塔构造均不可以应用到等温变换反响器上，虽然局部业主已经采用或局部装置投入运行，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，但绝不可以使用任何工况水煤气或半水煤气的变换装置。

换热管束式甲醇反响器应用到等温变换反响器上还是较合理的，如南京敦先化工科技及河北正元塔器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响器在很多细节构造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：

反响后的气体由中间集气筒上部出来，假如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。

假如停车时，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构造不合理，假如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、反响放出热量多造成的；〔c〕混合流区走的气量非常大，在温度低时反响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响所完成，南京市某研究院高压气体反响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、等温变换反响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响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响器

水移热管束式等温变换反响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构造。

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响器上部进入等温变换反响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，反响的同时与埋设在催化剂床层内的水管换热，再经内部集气筒搜集后由下部出等温变换反响器。

来自汽包的不饱和水自等温变换反响器下部进水管进入等温变换反响器，再经进下部大环管、分配管分配至各换热管内与反响气体换热，然后通过上环管或集水箱搜集后经出水管去汽包，在汽包中别离出蒸汽去蒸汽缓冲器参加变换反响或外送其它工序使用，别离下来的水从汽包下部再次进入等温变换反响器参与下一循环。

〔1〕具有最合理操作温度曲线：

该类型等温变换反响器采用单根换热管为移热单元，每一单元〔换热管〕换热面积小，通过调整布管数量很容易实现单位体积催化剂内换热面的调整，可以根据不同水煤气或半水煤气设计不同的合理操作温度曲线。

〔2〕内件与外筒分开设计、便于检修和催化剂自卸：

该等温变换反响器由承压外筒和内件组成，内件为一整体构造，可以单独吊装，不仅利于催化剂装填和自卸，也利于设备检修。

〔3〕换热管上下端分水箱、集水箱均为还管构造适用装置大型化：

该等温变换反响器换热管上端及下端全部采用还管构造的联箱构造，联箱的环管组数可以根据设备规格不同设置圈数，环管圈数不受设备直径限制，设备直径可以做到φ4500以上。

有效防止了单管板构造存在设备直径放大后，管板难以采购的难题。

采用全径向构造，催化剂床层高度不受阻力限制，单台等温变换反响器催化剂装填量可以到达200m3以上。

该等温变换反响器完全满足装置大型化的需求。

〔4〕平安可靠、设备使用寿命长：

该等温变换反响器换在确保设备平安性方面在设计及制造环节采取以下措施，确保等温变换反响器平安可靠：

〔A〕等温变换反响器副产蒸汽压力低于气侧压力，确保催化剂不会失活、结块等现象发生；

〔B〕承受负压元件中，同样厚度前提下，球体或圆管承受负压才能远大于管板、板及椭圆体等。

该等温变换反响器换热管束为无缝钢管，分水箱、集水箱、进水管、出水管等承受负压元件全部为无缝钢管。

壁厚选取是按照承受压力选取，确保受负压元件平安可靠；

〔C〕换热管与环管连接以及上相联箱上的焊缝全部进展氩弧〔或小电流〕打底焊，然后进展满焊，确保焊缝在任何运行工况下平安可靠；

〔D〕采用承压筒体上管道膨胀节消除内件与外筒之间的热应力，气侧与水侧之间全部采用焊接密封方式，确保气水之间不得串通；

7、等温变换反响器设计应该遵循以下原那么

〔1〕采用全径向构造、便于装置大型化：

钴钼系宽温区变换催化剂反响空速在800～2500h-1之间，空速远低于铜系甲醇催化剂及铁系氨合成催化剂，同样气量催化剂用量要大得多，即使把水移热低压甲醇合成设计理念搬到变换装置，通过同样气量，催化剂用量大，反响器规格也要大，假如不采用全径向构造，那么很难满足大型化装置需求；

〔2〕采用全径向构造、降低床层阻力：

变换系统存在H2S应力腐蚀、H2腐蚀、酸性溶液腐蚀及露点腐蚀，变换系统换热设备、管道、管件易腐蚀。

当系统阻力在时，局部换热设备的换热管束本来不会出现泄漏；假如系统阻力增加8到时，这些换热设备的换热管束就会出现泄漏现象，不仅造成设备、管道、管件维修费用高，而且装置平安运行周期也缩短。

诸如如今加压气化传统变换工艺，采用绝热催化剂床层数量到达4个以上，每一床层之间均要设置间接换热设备，目前变换系统运行阻力均在～之间，只有采取全径向技术才能降低床层阻力、减少设备台数、缩短工艺流程长度，有效降低变换系统阻力，延长装置平安运行周期；

〔3〕催化剂框要设计为可以单独起吊构造、便于检修：

由于钴钼系宽温区变换催化剂具有水合性以及新装置容易出现羰基铁和羰基镍产物，以上现象发生均会造成催化剂结块，这就要求催化剂框与承压外筒分开设计，一旦出现催化剂难以自卸时，便于将整个催化剂框吊出，不至于造成整台等温变换反响器报废；

〔4〕部件承受负压差大、平安可靠：

固定床半水煤气变换系统压力在～之间，副产蒸汽压力与气侧压力较小；而加压气化变换装置目前在～之间，加压气化还有上升到的趋势，气侧与水侧的压差会出现～的可能，我们通过上述分析可以看出：

单管板、换热板式甲醇反响器作为等温变换反响器使用很难满足这样的压差需求，这种构造类型的等温变换反响器很容易出现构造上的问题。

假如用于等温变换反响器上的换热元件或承当气侧与水侧之间的构造必须是无缝钢管、球形或椭圆形等承受负压才能强的部件。

只有这样设计，等温变换反响器才是平安的。

〔5〕等温变换反响器设计要兼顾降低变换系统整个投资任务：

传统绝热变换装置，变换炉出口450℃左右，而且变换炉出口串联过热蒸汽加热器、废热锅炉，此局部管道热应力大，每一根管道至少需要5个大型弯头才能消除热应力，设备、管道、管件不仅材质要求高，而且壁厚也会增加，整个装置需要钢材总吨位非常大。

变换系统大部管道均需要进展应力计算，无形中增加了设计任务和增大了设计工作量。

等温变换技术实际是把传统变换工艺中副产饱和蒸汽的废热锅炉换热管束放置到等温变换反响器催化剂床层中，可以有效缩短变换工艺流程、减少系统中露点腐蚀。

同时，等温变换反响器设计可以把反响温度高的温区放置在催化剂床层，做到等温变换反响器进口及出口温度均可控制在230～300℃之间，减少高温热管数量、减少H2腐蚀及露点腐蚀。

等温变换技术完全可以做到降低整个系统工程投资的任务；

〔6〕等变换炉设计一定要考虑变换装置长周期平安稳定运行：

大型煤化工装置停车一次可能造成上千万元或上亿元的经济损失。

绝热变换工艺，一变催化剂选量是按照催化剂床层出口温度不超过480℃设计的，催化剂使用周期一般为～年，运行周期较短，运行周期为～年，也就是说“绝热变换工艺〞～年之间因更换第一台绝热变换炉催化剂时就会给企业造成上千万元或上亿元的经济损失。

而等温变换反响器的催化剂床层内部设有水移热元件，可以将催化剂床层热量及时移出，催化剂选量不受超温限制，可以按照催化剂使用年限来选取，假如一级等温变换反响器催化剂选量满足5年运行周期，那么5年内可以挽回企业3500～5000万元甚至上亿元的经济损失。

所以等温变换反响器设计，一定要兼顾变换装置长周期稳定运行的设计理念；

8、结论在煤化工领域，等温变换技术属于我们中国人提出、研发、施行到煤化工装置上，属于完全拥有自主知识产权的专利技术产品，也是我们从事煤化工工程技术人员唯一值得骄傲的闪点。

但装置运行时间较短，可能好多问题没有考虑全或没有暴露出来。

近年来，本人接触好多大型煤化工业主及工程技术人员，他们对等温变换技术非常看好，但一个好的专利技术产品不经过3年以上的运行装置考验是难以得出坏与好的结论的。

而已经投入运行的等温变换技术缺乏1年时间，目前难以下结论。

为了使得真正属于中国人开发的等温变换技术走得更好、更远，同时减少走在技术领域前沿的煤化工业主经济损失降到最低限度。

本人对现有低压甲醇反响器及已经被技术商采用为等温变换反响器存在缺点及优点进展分析，观点正确与否仅供参考，假如文章中局部观点不正确或有明显错误，请各位专家及时给予批评指正。