CN1176008C

CN1176008C - 烃类蒸汽并联转化工艺

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Publication number: CN1176008C
Application number: CNB021242631A
Authority: CN
Inventors: 庞玉学; 刘武烈; 万蓉; 魏蜀刚; 庞彪
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 2002-07-12
Filing date: 2002-07-12
Publication date: 2004-11-17
Anticipated expiration: 2022-07-12
Also published as: CN1390777A

Abstract

本发明是一种烃类蒸汽转化节能工艺，采用换热式一段转化炉与传统的外热式一段转化炉并联操作，来完成烃类蒸汽一段转化反应。该工艺不但能有效地利用二段转化炉出口工艺气体的高位热能来加热换热式转化炉管内参与反应的物流，从而节省燃料烃的消耗。并且省却了LCA工艺的PSA脱除过剩N₂装置或换热式富氧蒸汽转化工艺。本技术不仅适用于新建各种规模的以天然气为原料的合成氨及甲醇工厂，尤其适合于老厂的节能技术改造，具有能耗低、调节灵活、投资省、建设周期短、风险小、运行稳定可靠和能充分利用工厂原有设施等特点。

Description

烃类蒸汽并联转化工艺

技术领域

本发明是一种烃类蒸汽转化节能工艺，适用于烃类蒸汽转化制取合成气的工艺过程。

背景技术

采用气态烃为原料制备氨合成原料气，最早工业化的工艺过程为常压部份氧化法，随着冶金工艺技术的发展，耐高温合金转化管(如HK-40，HP-Nb)的加工制作得到了解决，气态烃加压蒸汽转化工艺就取代了常压部份氧化工艺。迄今为止，转化压力已从常压提高到3.0～4.3MPa，生产规模也日趋大型化，当今世界上单系统合成氨最大规模为1700MTPD，单系统甲醇最大规模为2540MTPD以上。60年代初我国尚不能生产耐高温合金转化管，为了满足我国农业发展对化肥的需求，开发了C.C.R间歇转化工艺。传统工艺，无论是常压部份氧化法、加压连续转化工艺或者C.C.R间歇转化工艺，均是将高温工艺气体直接导入废热锅炉产生高参数蒸汽，而气态径蒸汽转化所需的热量不得不靠燃烧一部份烃类物质来解决。

这些节能工艺的核心就是尽可能减少燃烧用烃类物质的消耗，从而实现转化工艺过程的自热式热平衡或半自热式热平衡(前者如LCA工艺与换热式一段转化、富氧空气二段转化工艺，后者如类烃蒸汽换热式串联转化工艺与本工艺等)。

为了实现转化过程的自热式热平衡或半自热式热平衡，从80年代开始国外就着手开发换热式转化造气工艺。最早实现工业化的是英国I.C.I公司的LCA工艺，其生产规模为300～450MTPD。该工艺采用换热式一段转化炉取代传统外热式转化炉，并将一段转化炉的部份CH₄蒸汽转化负荷移向二段转化炉，向二段转化炉内加入过量空气以维持该系统的自热式热平衡，同时利用来自二段转化炉的高温工艺气体在换热式一段转化炉管外与管内反应物间进行换热，以提供管内烃类物质蒸汽转化反应所需的热量。为了满足合成氨对原料气中H₂/N₂的要求，设置了PSA装置，以脱除随过量空气带入系统的过量N₂，同时也脱除CO₂气。LCA工艺在脱除过量N₂的过程中造成了一定量的H₂损失，为了克服这一缺点，白俄罗斯的格罗德诺氮素综合企业采用换热式一段转化炉后串富氧空气二段转化的工艺，从而既达到了系统自热式热平衡目的，又没有H₂损失问题，只是也需要设置一套PSA空气分离(或空分装)置。

发明内容

本发明的目的主要在于充分利用合成氨厂的原有设备、管线及配套设施来进行节能技术改造，提出一种烃类蒸汽并联转化节能工艺，适合于烃类蒸汽转化制取合成气的工艺过程。这种工艺能够达到节能降耗与减少投资、缩短工期的双重效果。

本发明的烃类蒸汽并联转化工艺是将原料烃与工艺蒸汽混合预热后分成两股，一股进入换热式一段转化炉，另一股进入传统外热式一段转化炉。在换热式一段转化炉内，由来自二段转化炉的高温工艺气体在管间流动，与管内反应物进行间接换热，以提供管内烃类蒸汽转化所需的热量；在传统外热式一段转化炉内，仍然靠烧咀燃烧烃类物质放出的燃烧热，来供给管内烃类蒸汽转化所需的热量。两个一段转化炉的出口气体合并后进入二段转化炉。我们将这一工艺命名为烃类蒸汽换热式并联转化工艺。

本发明的烃类蒸汽并联转化工艺，其特征在于：

A、原料气分流，用一台换热式一段转化炉与一台传统外热式一段转化炉并联操作来进行烃类物质一段蒸汽转化反应，继后进入绝热式二段转化炉进行CH₄深度转化反应；

B、换热式一段转化炉内烃类蒸汽转化所需热量来自二段转化炉的高温工艺气体的高位热能，它通过高温工艺气体与换热式一段转化炉管内反应物之间的间接换热而获得；传统外热式一段转化炉仍然靠烧咀燃烧燃料气，为烃类一段蒸汽转化提供热量；

C、二段转化炉出口高温气体首先将热量提供给换热式一段转化炉，然后再利用其余热量来预热原料天然气或工艺蒸汽混合气，自身温度降低后进入转化气废锅炉，继后入CO中温变换炉，以后就遵循原有工艺流程。

对于本发明的烃类蒸汽并联转化工艺，其具体操作的工艺条件为：进入换热式一段转化炉和传统外热式一段转化炉管内原料气的压力为：0.2～4MPa，温度为400～600℃；换热式一段转化炉管内气体出口温度为500～750℃，出口气中CH₄含量12～24％；传统外热式一段转化炉管内气体出口温度为700～800℃，出口气CH₄含量3～12％；二段转化炉出口气体温度为800～1050℃。

对于本发明的烃类蒸汽并联转化工艺，在外热式一段转化炉的对流段内还设有一组锅炉给水预热盘管，来自管线的锅炉给水经盘管回收烟气中的热量后进入废锅汽包；转化气废锅和变换气废锅所产生的蒸汽经汽包分离水沫后由管线进入本系统。

下面结合附图对本发明进行详细说明。

附图说明

附图1为烃类蒸汽换热式并联转化工艺流程图。

对附图中的部分符号说明：

14：-换热式一段转化炉；20--外热式一段转化炉20；

28：绝热式二段转化炉；11-工艺原料气/转化气换热器11

具体实施方式

本发明是将原料气态烃经管线1导入压缩机2，升压至0.2～4MPa后与来自管线3的返氢气(来自甲烷化后的精制气)混合，经管线4进入外热式一段转化炉20的对流段内的原料气预热盘管5，预热至250～430℃，气态原料烃经管线6进入加氢脱硫反应器7以脱除对后继工序有害的硫，反应器内装有催化剂。脱硫合格的气体由管线8流出并与来自管线9的水蒸汽(压力为0.3～4MPa)混合，即为工艺原料气，经管线10进入工艺原料气/转化气换热器11，使温度升至400～600℃，经管线12与13分别进入换热式一段转化炉14的转化管15与外热式一段转化炉20的转化管17中，在这些管子内均装有催化剂。在换热式一段转化炉14内，借助于转化管15的管间来自于二段转化炉28的高温工艺气体所提供的热量，使原料烃与水蒸汽发生化学反应而生成CO与H₂。在外热式一段转化炉20内，转化管17内的原料烃仍然借助于炉底(或炉壁)上设置的烧咀，燃烧一定量的由管52来的烃类物质所放出的燃烧热来维持其与蒸汽转化所需的热量。当两台一段转化炉各自的转化反应进行到一定程度后，分别经各自的出口管16与18流出并合并经总管19进入二段转化炉28，二段转化炉内装有催化剂。工艺空气经管线21进入压缩机22升压至0.2～4MPa后与来自管线24的少量蒸汽混合，经管线25进入外热式一段转化炉20对流段内的盘管26，预热至400～750℃，经管线27进入二段转化炉28，与来自管线19的一段转化气经激烈湍动混合后，首先在炉顶发生氢和氧的燃烧反应，为继后的甲烷深度转化反应提供必需的热量。当反应进行到一定程度，即出口温度达800～1050℃时，二段转化炉出口气体经管线29进入换热式一段转化炉14的管间，将高位工艺余热传递给管内的反应物，自身温度降至500～750℃，经管线30进入工艺原料气/转化气换热器11，将热量再传递给工艺原料气后经管线31进入转化气废热锅炉32，以副产蒸汽形式进一步回收转化气中热量，当温度降至320～400℃时经管线33进入中温变换炉34，中温变换炉内装有催化剂。在此，CO与水蒸汽发生变换反应而生成H₂与CO₂，当CO含量为1～3.5％(V_干)时，经管线35进入变换气废锅36，以副产蒸汽方式回收变换气中热量，出废锅36的变换气温度降至180～380℃，经管线37进入锅炉给水预热器38，进一步回收热量后，再经管线39进入低温变换炉40，低温变换炉内装有催化剂。在低变炉内进一步发生水煤气变换反应，使其出口残余CO含量降至0.3％(V_干)左右，经管线41进入锅炉给水预热器42。回收低变气中的废热后经管线43进入水冷器44，经冷却至40℃左右，经管线45进入后继工序，以后遵循原有工艺流程。

在外热式一段转化炉20的对流段内还设有一组锅炉给水预热盘管49，来自管线47的锅炉给水经盘管49回收烟气中的热量后由管线48进入废锅汽包50。转化气废锅32和变换气废锅36所产生的蒸汽经汽包50分离水沫后由管线51进入本系统，以维持合成氨厂的蒸汽平衡。

本发明的构思主要是针对以气态烃为原料的中、小型合成氨厂的节能技术改造与技术升级换代而提出的，它具有下述特点：

1.能耗低

本发明优于传统外热式蒸汽转化工艺，它能利用二段转化炉出口工艺气体的高位热能来加热换热式一段转化炉管内的反应物，为其烃类蒸汽转化提供必需的热量，大大减少了外热式一段转化炉的燃料气消耗及烟气排放量，从而减少了烟气排放所造成的热损失，改善了环境条件，因而大大降低了气态烃的消耗定额。

本发明与换热式富氧蒸汽转化工艺相比，它不需要氧气，与LCA工艺相比，它不需要脱除过量N₂，前者的空气分离装置和后者的PSA分离装置不但投资增大，而且都要消耗大量的电力。因此，若用本发明对现有采用C.C.R造气工艺或传统的直接转化工的中、小型氨厂进行节能技术改造，其综合能耗(气耗+电耗)是最低的。

2.调节灵活

换热式并联蒸汽转化工艺将原料气分为二股支流，分别在二个并联的转化炉内进行一段转化，各支流气态烃的转化程度可以不同，从而各支流的某些操作条件如气体流量、出口温度等可以有所不同，便于灵活调节各转化炉的操作负荷。

3.投资省，建设工期短

采用本发明对现有C.C.R造气工艺的合成氨装置进行改造时，只要转化压力选择适当，只需新建造气气头，从中温变换工序起以后各工序的设备、管线、仪表及其它配套设施均可原封不动地加以利用。

采用本发明对现有传统直接蒸汽转化工艺的合成氨装置进行改造时，只需在原外热式一段转化炉旁增加一台并联的换热式一段转化炉并改造扩大二段炉生产能力，即可达到增产节能目的，原有外热式一段转化炉、转化气废锅等也可以直接利用。

换热式转化炉由于管壁温度较低，运行条件温和，材质较外热式转化炉要求低。

与换热式富氧蒸汽转化工艺相比，它不需要设置昂贵的PSA制富氧装置或空分装置；与LCA工艺相比，它不需要设置脱除过量N₂的PSA分离装置；与上述二种换热式转经工艺相比，它的二段转化炉不添加富氧或过量空气，热负荷小，反应条件温和，与传统工艺的二段转化炉一样，对设备材质、结构以及耐火材料和催化剂设备特殊要求。

4.风险小，运行稳定可靠

本发明的外热式一段转化炉与二段转化炉组合，即为传统的烃类蒸汽直接转化工艺流程，因此，即便是换热式一段转化炉出了故障，原料气可由旁路绕过换热式一段转化炉，直接进入中间转化炉，而使该工艺过程维持正常运行。

本发明还克服了换热式富氧蒸汽转化工艺和LCA工艺的PSA制富氧或脱N₂装置运行不稳定带来的风险，以及二段转化炉易超温常常造成催化剂老化、失活与二段转化炉、换热式一段转化炉烧坏的弊病，因而运行更稳定、可靠。

综上所述，本发明是一项适合于中、小型合成氨厂推广应用的技术，特别适用于原有C.C.R.工造气的合成氨厂的工节能技术改造。采用本发明进行技术改造后，每吨合成氨可节能6.2～15.79×10⁶Kj，造气系统改造投资较传统直接蒸汽转化工艺节省10～20％，较换热式富氧蒸汽转化工艺和LCA工艺节省20～30％。

本发明也可用于气态烃合成甲醇与制H₂的生产过程及其造气系统的节能技术改造。

实施例

63kgmol/h，压力为0.5MPa的天然气经管线1进入压缩机2加压至1.1Mpa，经管线4进入外热式一段转化炉19对流段内盘管5预热至410℃，然后由管线6进入加氢脱硫反应器7，脱硫合格的气体(总硫＜1PPM)由管线8与来自管线9的约3400Kg/h蒸汽混合，并调节水碳比为2.7即为工艺原料气，经管线10进入转化气/工艺原料气换热器11，经加热至500℃后分为两股，其中一股由管线12进入换热式一段转化炉13的转化管14管内，出换热式一段转化炉13的气体温度为680℃，CH₄含量降至30％(干基)；另一股经管线15进入外热式一段转化炉19辐射段的转化管16管内，管外由管线50提供的燃料天然气与弛放气(约为30gmol/h)燃烧供热，出外热式一段转化炉的气体温度为760℃，CH₄含量10％(干基)，经管线索7进入二段转化炉18。来自管线20的工艺空气100Kgmol/h，经空压机21升压至1.05MPa后配入由管线23来的少量蒸汽，在中间转化炉19对流段内盘管25中预热至510℃，经管线26进入二段转化炉18并与来自管线17的气体混合，二段炉出口气体温度为960℃，CH₄含量0.5％(干基)，流量为7500Kg/h，经管线27进入换热式一段转化炉13管间，以提供转化管14中烃类进行转化反应所需的热量。放热后温度约600℃的气体经管线28引入换热器11，气体将热量传给由管线10来的工艺原料气，经进一步冷却后的气体由管线29引入转化气废锅30进一步降低温度至355℃，然后经管线31导入转化气废锅32(中变炉为工厂原有设备)，在中变炉内进行一氧化碳与水蒸汽的变换反应，使其出口残余CO含量达到3.5％(干基)，中变气经管线进入变换气废锅以回收热量，再经锅炉给水预热器36进一步冷却至190℃后，再进入低温变换炉38(低变炉为工厂原有设备)，在低变炉内进一步发生一氧化碳和水蒸汽的变换反应，使其出口残余CO的含量降到0.3％(干基)后，依次经锅炉给水预热器40和水冷器42冷却至40℃，进入后继的碳化工序。

Claims

1.一种烃类蒸汽并联转化工艺，其特征在于：

2.根据权利要求1所述工艺，其特征在于进入换热式一段转化炉和传统外热式一段转化炉管内原料气的压力为：0.2～4MPa，温度为400～600℃；换热式一段转化炉管内气体出口温度为500～750℃，出口气中CH₄含量12～24％；传统外热式一段转化炉管内气体出口温度为700～800℃，出口气CH₄含量3～12％；二段转化炉出口气体温度为800～1050℃。

3.根据权利要求1或2所述工艺，其特征在于在外热式一段转化炉的对流段内还设有一组锅炉给水预热盘管，来自管线的锅炉给水经盘管回收烟气中的热量后进入废锅汽包；转化气废锅和变换气废锅所产生的蒸汽经汽包分离水沫后由管线进入本系统。