CN1660698A - 一种利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法 - Google Patents
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Abstract
一种利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，包括：原料气分流为两股，分别进入外热式一段转化炉和换热式一段转化炉进行烃类物质的一段蒸汽转化反应；从外热式一段转化炉和换热式一段转化炉输出的两股一段转化气合并后进入二段转化炉，并向二段转化炉内加入富氧空气来实现CH4的深度转化反应；从二段转化炉输出的二段转化气即为制取的合成氨原料气。本发明发挥了换热式转化工艺节省燃料天然气消耗的特点，又可控制转化深度，在一定范围内灵活调节各转化炉的操作负荷；提高了装置运行的可靠性，而且可降低制氧装置能力，还利用了原有转化设备，也不须增设预热工艺介质的加热炉，从而大幅度节省投资。
Description
技术领域
本发明涉及一种烃类蒸汽转化工艺方法，尤其是一种适用于利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，特别是一种适应于烃类蒸汽转化制取合成氨联产甲醇的工艺方法。
背景技术
采用气态烃为原料制备合成氨原料气，最早工业化的工艺过程为常压部分氧化法，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分氧化工艺。迄今为止，转化压力已从常压提高到3.0-4.8MPa，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2500MTPD以上。还有一种C.C.R常压间歇催化转化的工艺方法。
以上均属于传统工艺，无论是常压部分氧化法、加压连续转化工艺或者C.C.R.常压间歇催化转化工艺，均是将高温工艺气体直接导入废热锅炉产生蒸汽，而气态烃蒸汽转化所需的热量不得不靠燃烧一部分烃类物质来解决。因此，不但造成了热量的浪费，还不得不为了提供工艺过程所需的热量燃烧一部分烃类物质。
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。为了实现转化过程的自热式热平衡或半自热式热平衡，开发换热式转化造气新工艺。最早实现工业化的是LCA工艺，即换热式纯氧二段转化工艺，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分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，设置了变压吸附装置，以脱除随过量空气带入系统的过量N2，同时也脱除CO2气体。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，开发了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，但是需要设置一套变压吸附空气分离(或深冷空分)装置。这两种自热式热平衡的换热式转化节能工艺，均须设置加热炉，用燃烧烃类物质放出的热量，来预热进转化系统的气态烃、蒸汽、空分或富氧空气等工艺介质。
上述自热式热平衡的换热式转化节能工艺的二段炉热负荷过大，易超温，造成催化剂老化、失活，烧坏转化设备，并且，原有设备的利用率低，建立专用设备的成本较高。
发明内容
本发明要解决的技术问题在于提出一种利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，该新工艺方法保留原有的外热式一段转化炉，并与新增的换热式转化炉并联进行一段转化，二段转化炉采用氧气作为氧化剂，其转化负荷与常规二段化炉相当，提高了装置运行的稳定性和可靠性，节省了建设投资，缩短建设周期，特别适合于现有装置的低投入节能改造。
本发明是通过如下的技术方案实现的：
一种利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，包括如下步骤：
气态烃和水蒸汽的混合气体作为原料气分流为两股，分别进入外热式一段转化炉和换热式一段转化炉进行烃类物质的一段蒸汽转化反应，其中，外热式一段转化炉中设置对流段；
从外热式一段转化炉和换热式一段转化炉输出的两股一段转化气合并后进入二段转化炉，并向二段转化炉内加入富氧空气来实现CH4的深度转化反应；从二段转化炉输出的二段转化气即为制取的合成氨原料气；
从二段转化炉输出的二段转化气输入到换热式一段转化炉，将高位余热传递给反应物，温度降低后输出。
从换热式一段转化炉输出的降温后的二段转化气进入转化气废热锅炉，进一步回收转化气中的热量，从转化气废热锅炉输出的二段转化气进入后继工序。
综上所述，本发明与其他烃类蒸汽换热转化工艺方法相比，具有以下特点：
本发明设置换热式一段转化炉，并采用与外热式一段转化炉并联，转化后串二段转化炉的流程，利用高温二段转化气作换热式一段转化炉内烃类蒸汽转化的热源，既发挥了换热式转化工艺节省燃料消耗的特点，又可控制转化深度，在一定范围内灵活调节各转化炉的操作负荷。
本发明保留外热式一段转化炉，降低了二段炉的转化负荷，二段炉加氧气量可减少40-60％，不但提高了装置运行的可靠性，而且可降低制氧装置能力，还利用了原有转化设备，也不须增设预热工艺介质的加热炉，从而大幅度节省投资。
二段转化炉采用富氧空气作氧化剂，与用空气作氧化剂相比较，可提高生产能力50％以上，而且转化气中H2/N2比值和H2/C比值可根据工艺要求控制，合成气成份可根据单产合成氨或合成氨联产甲醇进行调整，后续净化工序也不须设置脱除过量N2的变压吸附分离装置。
附图说明
图1为气态烃换热式并联富氧空气二段转化的工艺方法流程图。
具体实施方式
以下结合附图和具体的实施例对本发明进行详细的说明。
参见图1，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5的对流段内的原料气预热盘管，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输出，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进入外热式一段转化炉对流段的预热盘管，使温度升至400-600℃，经管线12分别进入外热式转化炉5与换热式一段转化炉13的各转化管中，在这些管子内均装有催化剂。在换热式一段转化炉13内，借助于转化管的管间来自于二段转化炉14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5内，转化管内的原料烃仍然借助于炉顶或炉壁上设置的烧咀，燃烧一定量的由管15提供的烃类物质所放出的热量，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19与20输出、并合，并经总管21进入二段转化炉14，二段转化炉内装有催化剂。工艺空气经管线22进入压缩机23升压至0.2-4MPa后与少量蒸汽混合，经管线24进入外热式一段转化炉5对流段内的盘管，预热至400-750℃，经管线25进入二段转化炉14，来自制氧装置的氧气经管线29进入二段炉，与来自管线21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，为后继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16进入换热式一段转化炉13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17进入转化气废热锅炉26，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18进入后面的CO中、低温变换系统及后继工序，以后遵循原有工艺流程。
在外热式一段转化炉5的对流段内还设有一组锅炉给水预热盘管，来自管线27的锅炉给水经盘管回收烟气中的热量后由管线28进入废锅汽包。转化气废锅26和变换气废锅所产生的蒸汽经汽包分离水沫后由管线9进入本系统，以维持合成氨厂的蒸汽平衡。
具体实施例如下：
流量为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5对流段内盘管预热至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＜0.1PPM)由管线8与来自管线9的流量约170Kmol/h、压力1.2MPa的水蒸汽混合，并调节水碳比为2.7，即为工艺原料气，经管线10进入外热式一段转化炉5对流段加热至500℃后分流为两股。其中一股由管线12进入换热式一段转化炉13的转化管管内，从换热式一段转化炉13输出的气体进入管线20，温度为680℃，CH4含量降至30％(以干气计)；另一股经管线12进入外热式一段转化炉5辐射段的转化管内，其管内反应所需要的热量由管线15提供的燃料天然气与弛放气燃烧提供，从外热式一段转化炉5输出的气体进入管线19，温度为760℃，CH4含量10％(以干气计)；管线19与20的气体汇合后进入二段转化炉14。来自管线22的流量为100Kmol/h工艺空气，经压缩机23升压至1.05MPa后配入少量蒸汽，在转化炉5对流段的盘管中预热至510℃，与从管线29输送来的来自制氧装置的流量为16.3Kmol/h、压力为1.05MPa的氧气混合，经管线25进入二段转化炉14，在二段转化炉14内与来自管线21的一段转化气混合，在二段转化炉14内进行部分氧化反应和深度转化反应。二段转化炉14出口气体温度为960℃，CH4含量0.5％(以干气计)，流量为7500Kg/h，经管线16进入换热式一段转化炉13的管间，以提供转化管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17引入转化气废热锅炉26，温度降至370℃左右进入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％(以干气计)，其后为工厂原有流程。
最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明而并非限制本发明所描述的技术方案；因此，尽管本说明书参照上述的各个实施例对本发明已进行了详细的说明，但是，本领域的普通技术人员应当理解，仍然可以对本发明进行修改或者等同替换；而一切不脱离本发明的精神和范围的技术方案及其改进，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。
Claims (9)
1.一种利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：包括如下步骤：
气态烃和水蒸汽的混合气体作为原料气分流为两股，分别进入外热式一段转化炉和换热式一段转化炉进行烃类物质的一段蒸汽转化反应，其中，外热式一段转化炉中设置对流段，对流段内设置预热盘管；
从外热式一段转化炉和换热式一段转化炉输出的两股一段转化气合并后进入二段转化炉，并向二段转化炉内加入富氧空气来实现CH4的深度转化反应；从二段转化炉输出的二段转化气即为制取的合成氨原料气；
从二段转化炉输出的二段转化气输入到换热式一段转化炉，将高位余热传递给反应物，温度降低后输出；
从换热式一段转化炉输出的降温后的二段转化气进入转化气废热锅炉，进一步回收转化气中的热量，从转化气废热锅炉输出的二段转化气进入后继工序。
2、根据权利要求1所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的混合气体在分流前先进入外热式一段转化炉对流段预热盘管进行预热，预热后的温度为400-600℃。
3、根据权利要求2所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的原料气态烃在与水蒸汽混合前，先进入压缩机进行压缩，升压至0.2-4MPa后进入外热式一段转化炉的对流段内的原料气预热器，预热至250-430℃，再进入加氢脱硫反应器进行脱硫，脱硫后的气态烃再与水蒸汽混合。
4、根据权利要求3所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的水蒸汽的压力为0.3-4MPa。
5、根据权利要求1所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的富氧空气在进入二段转化炉之前，先进入压缩机进行压缩，升压至0.2-4MPa后与少量水蒸汽混合，然后，进入外热式一段转化炉对流段内的预热器进行预热，预热至400-750℃后再进入二段转化炉。
6、根据权利要求1-5任一所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的水蒸汽为转化气废热锅炉产生的以汽包分离水沫后的蒸汽。
7、根据权利要求1所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的外热式一段转化炉依靠烧嘴燃烧燃料烃，为转化炉内转化管内的烃类蒸汽进行的转化反应提供热量。
8、根据权利要求1所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述的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8-30％；外热式一段转化炉管内气体出口温度为700-800℃，出口气中CH4含量2-12％；二段转化炉出口气体温度为800-1050℃，出口气中CH4含量≤0.5％。
9、根据权利要求1所述的利用烃类和水蒸汽转化制取合成氨原料气的工艺方法，其特征在于：所述二段转化气中H2/N2比值和H2/C比值，通过加入二段转化炉的氧气量和富氧浓度进行调整。
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