CN1033224C - 天然气换热式转化造气工艺 - Google Patents

Abstract

本发明的一段转化炉内，预热的工艺原料气与来自二段转化炉的高温工艺气体进行间接热交换，升温后完成天然气和蒸气的一段转化反应，出一段转化炉的转化气直接进入二段转化炉与富氧空气发生氧化反应为甲烷深度转化反应提供所需的热量，甲烷深度反应产生的热量经换热器传递给一段工艺原料气使一段转化反应不需另加热源即可完成。

Description

天然气换热式转化造气工艺

本发明与烃类蒸汽转化制取氢或氢、氮气的工艺有关。

传统的烃类蒸汽转化制气工艺如英国I.C.I公司的LCA工艺，是将天然气，中压蒸气加热混合，脱硫，换热后进入换热式一段转化炉，在管间由来自二段转化炉的气体进行间接换热，一段转化气进入二段转化炉与加入的过量预热空气混合进行深度转化。二段转化气经一段转化炉，换热器换热后进入废气锅炉生产蒸气后进入后继工序。LCA工艺的一段转化炉工艺气温度420℃，一段转化炉H₂O/∑C为2.5，一段转化炉出口压力为3.73mpa。向二段转化炉加入比化学计量比多80—90％的过量空气，为了保证氢合成气组成：H₂/N₂＝3，必须脱除生产气中过量的N₂，因此在主流程中设置有PSA(变压吸附)装置。因此就有一个H₂回收率问题。在LCA工艺中H₂回收率为89％。CO采用一段等温度变换，脱硫采用200—250℃低温脱硫，采用中压蒸汽加热天然气至脱硫温度。LCA工艺由于向二段转化炉加入了过量空气，所以在后面的工序中设置了多功能PSA(分子筛)分离装置。它不仅要脱除过量N₂，同时还要求脱除CO₂，CO等，不仅带来动力损失，而且H₂回收率仅89％。一方面能耗高，另一方面PSA解析气热值达3360KJ/Kg左右，根本无法利用。由于多功能分子筛放在主流程上，一旦分子筛性能波动时，就会严重影响合成氨生产，甚至引起全部装置停产。由于需开发开工引发器及开工引火催化剂，这种催化剂系钯、铂型非常贵重，成本高，工序复杂。

传统的烃类蒸气串联转化工艺加CN91107266.7所记载的换热式一段转化炉内的气体与来自二段转化炉的气体进行间接换热所获得的热量不能保证进行一段转化反应，还需与管外燃烧供热式中间转化炉串联进行烃类蒸气的一段转化反应，投资费用高，耗能多。

本发明的目的是提供一种热效率高，节能动力损失小，易于调节控制，操作成本低，H₂回收率高的天然气换热式转化造气工艺。

本发明是这样实现的：

本发明的换热式一段转化炉内，经预热的工艺原料气与来自二段转化炉的高温工艺气体进行间接热交换，升温后进行天然气和蒸气的一段转化反应，出一段转化炉的转化气含大量的甲烷直接进入二段转化炉与富氧空气发生氧化反应，为甲烷深度转化提供所需的热量，甲烷热度反应生成CO和H₂并产生大量的热量，该热量传递给一段工艺原料气体，一段转化反应不需另加热源即可完成，二段转化气换热后进入中温变换炉冷却后进入后继工序。

本发明的出一段转化炉的转化气中甲烷含量为26—32％。进入一段转化炉内的天然气与工艺蒸气混合组分为H₂O/∑C＝2.5—2.7，二段炉的富氧空气加入量维持二段转化气组成为：(CO＋H₂)/N₂＝2.8—3.1，经进、出口换热器预热至480—530℃进入换热式一段转化炉转化管内流经镍催化剂床层，富氧空气中氧气加入量按二段转化炉出口气体中残余甲烷含量来控制。

本发明在加热炉加热天然气和氢气混合气、蒸汽、空气，脱硫槽将预热后的天然气脱硫，蒸汽、脱硫后的天然气混合气在进出口换热器进一步换热升温后进入换热式一段转化炉进行转化反应，一段转化气进入二段转化炉继续进行深度转化反应二段转化气经一段转化炉和进、出口换热器换热后进入废气锅炉副产蒸汽，然后进入后继工序。本发明中，脱硫合格的天然气与工艺蒸汽按H₂O/∑C＝2.5—2.7的比例混合，经进出口换热器预热至480—530℃进入换热式一段转化炉转化管内流经填装在管内的镍催化剂床层，借助于转化管外，换热室内来自二段转化炉的高温工艺气体所提供的热源进行甲烷等烃类物质蒸汽转化反应：

    

     一段转化气中甲烷含量为26—32％，出一段转化炉的转化气温度为600—700℃，压力为0.8Mpa—3.0Mpa，来自加热炉的480—530℃的工艺空气与来自制氧装置纯度为80—95％的氧气混合而得的富氧空气进入二段转化炉与进入的一段转化气混合产生部分氧化反应，为甲烷的深度转化反应提供所需的热量，反应如下：

    

     空气加入量维持二段转化气组成为：(CO＋H₂)/N₂＝2.8—3.1的要求，氧气加入量按二段转化炉出口气中残余的甲烷含量来控制。

本发明的氧气在富氧空气中的含量可为：38—45％(重量)。

本发明的一段转化炉包括壳体11，中心管12，管束板13，折流板15，管束16，水套17，猪尾管18，浮头19，耐火绝热衬套20，二段转化气进口22，下段催化剂21，二段转化气出口24，上段催化剂23，换热室14，填料盒26。下段催化剂21为CN—23—1(Φ16×10，7孔)，上段催化剂为CN—23—2(Φ10×10，4孔)。转化管径为Φ89×5—Φ108×5。一段转化炉原料气由进口25进入炉上部空间再进入转化管。转化管下端与猪尾管连接，猪尾管通浮头，浮头通中心管，一段转化气由中心管出去进入二段转化炉。换热室14有二段转化气进口22，出口24。

二段转化炉有一段转化气入口27，富氧空气入口28，二段转化气出口35，Φ50—Φ25刚玉球层29，CN—24—1催化剂层30，CN—24—2催化剂层31，CN—20催化剂层32，Φ25刚玉球层33，水套34。脱硫槽为MF—1脱硫催化剂，所脱硫的天然气与氢气混合气中氢气含量为2—5％(重量％)。

本发明将很大一部分甲烷移至自热式二段转化炉进行深度转化反应，热效率高，节能。在二段转化炉中加入富氧空气而不是加过量空气，避免了脱除过量N₂，CO₂，CO带来的动力损失和氢气回收率低的问题。在主流程中去掉了多功能分子筛从而避免了因其性能波动对生产流程的影响，提高了生产率。本发明通过调节加入二段转化炉内的氧气量来维持正常的甲烷控制指标，易于调节控制。系统操作弹性大，低到正常负荷的20％时，也能维持生产。本发明不需另外设置其它开工设备，由于采用加热炉提供热源，开工时，先开二段转化炉，第二步再开换热式一段转化炉，操作方便，成本低廉。用本发明制气，每吨氨耗天然气750—800标准立方米，耗氧160—190标准立方米(按纯氧计)。能多提供12％左右的CO₂，具有显著的节能效果。利用本发明对以天然气为原料的合成氨厂进行改造，只须新建气头，不影响生产，投资省，占地少，具有显著的经济效益。

如下是本发明的附图

图1为本发明的工艺流程图。

图2为一段转化炉结构图。

图3为二段转化炉结构图。

如下是本发明的实施例：

天然气，氢气的混合气(氢气占2％或3.5％或5％)进入加热炉①加热至400°进入MF—1脱硫槽④，将原料气中的总硫脱除到0.1ppm以下。脱硫后的天然气混合气与在加热炉中加热到同等温度的蒸汽按H₂O/∑C＝2.5(或2.6或2.7)的比例混合，经进出口换热器⑤预热至480℃(或500℃或530℃)，进入换热式一段转化炉②的转化管16内，在镍催化剂CN—23—2，CN—23—1的作用下，借助于转化管外来自二段转化炉③的二段转化气所提供的热源，进行甲烷等烃类物质的蒸汽转化反应。使出口甲烷降至26％(或29％或32％)。一段转化气进入二段转化炉③顶部，来自加热炉的400℃空气和来自PSA制氧装置的氧气混合而得富氧空气进入二段转化炉颈部。氧气的纯度为30％或87％或95％。富氧空气与进入二段转化炉的一段转化气混合产生部分氧化反应，为甲烷的深度转化提供所需热量。工艺空气加入量维持二段转化气组成为(CO＋H₂)/N₂＝2.8(或2.9或3.1)。氧气加入量按二段转化炉出口气体中残余的甲烷量来控制。出二段转化炉的高温工艺气体进入换热式一段转化炉的管间与转化管内反应物进行换热，自身温度降低后进入进出口换热器⑤将原料天然气与工艺蒸汽混合气预热至480—530℃，然后进入废热锅炉⑥和CO中温变换炉⑦将软水预热器⑦进入的软水生产成所需压力等级的蒸汽。工艺气体本身的温度降至360°然后进入CO低温变换炉③和水冷却器⑩。以后便与以天然气为原料采用蒸汽转化制气的传统工艺流程相同。

Claims (1)

1、天然气换热式转化造气工艺，其特征在于天然气与工艺蒸汽按H₂O/∑C＝2.5—2.7的比例混合，经进、出口换热器预热至480—530℃进入换热式一段转化炉转化管内流经镍催化剂床层，借助于转化管外来自二段转化炉的工艺气体所提供的热源进行天然气和蒸气的一段转化反应，出一段转化炉的转化气中甲烷含量为26—32％，直接进入二段转化炉与富氧空气发生氧化反应，为甲烷深度转化反应提供所需的热量，二段炉的富氧空气加入量维持二段转化气组成为(CO＋H₂)/N₂＝2.8—3.1，富氧空气中氧气的加入量按二段转化炉出口气体中残余的甲烷含量来控制，甲烷深度反应生成CO和H₂，所产生的热量经换热式一段转化炉换热器传递给一段工艺原料气使一段转化反应不需另加热源即可完成，二段转化气换热后进入中温变换炉冷却后进入后继工序。

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