EA042839B1

EA042839B1 - AMMONIA PRODUCTION METHOD USING IMPROVED SHEAR PROCESS

Info

Publication number: EA042839B1
Application number: EA201992029
Authority: EA
Inventors: Кристиан Хенрик Спет; Пер Юуль Даль; Енсен Аннеттэ Е. Крёль; Нильс Кристиан Шёдт; Маркус Симренг
Original assignee: Хальдор Топсёэ А/С
Priority date: 2017-03-07
Filing date: 2018-03-07
Publication date: 2023-03-29

Description

Из-за того, что на сегодняшний день производство аммиака является востребованным направлением, в котором присутствует сильная конкуренция, производителями прикладываются значительные усилия для разработки установок, которые обеспечивали бы наибольшую эффективность производства аммиака в отношении общей энергоэкономности, негативного воздействия на окружающую среду и снижения капитальных затрат. Потребность в повышении рентабельности производства аммиака является фактором, способствующим развитию технологии и разработке катализаторов.Due to the fact that today the production of ammonia is a demanded direction in which there is strong competition, significant efforts are made by manufacturers to develop plants that would provide the highest efficiency of ammonia production in terms of overall energy savings, negative environmental impact and lower capital costs. . The need to increase the profitability of ammonia production is a driving force in technology development and catalyst development.

В соответствии с первым аспектом настоящего изобретения предоставляется способ, при использовании которого количество метанола и других побочных продуктов, образованных в секции реакции сдвига, может быть уменьшено более чем на 80%, даже до 99%.According to the first aspect of the present invention, a method is provided by which the amount of methanol and other by-products formed in the shift reaction section can be reduced by more than 80%, even up to 99%.

В соответствии со вторым аспектом настоящего изобретения предоставляется способ, обеспечивающий экономически высокоэффективное, экологичное и высоконадежное производство аммиака.In accordance with the second aspect of the present invention, a method is provided that provides an economically highly efficient, environmentally friendly and highly reliable production of ammonia.

Эти и другие преимущества настоящего изобретения достигаются с помощью способа получения синтез-газа для производства аммиака, включающего следующие этапы:These and other advantages of the present invention are achieved with a process for producing synthesis gas for the production of ammonia, comprising the following steps:

риформинг углеводородного сырья на этапе риформинга с получением синтез-газа, содержащего CH₄, CO, CO2, H2 и H2O, реакцию сдвига синтез-газа на одном или более последовательных этапах реакции сдвига, при необходимости, промывку синтез-газа, отходящего из секции реакции сдвига, водой, подачу технологического конденсата, полученного в результате охлаждения и/или промывки синтез-газа, отходящего из секции реакции сдвига, в десорбер технологического конденсата, в котором с использованием пара осуществляют удаление растворенных побочных продуктов реакции сдвига и растворенных газов из технологического конденсата, добавление потока пара или его части из десорбера технологического конденсата в синтез-газ по ходу процесса после этапа риформинга, перед последним этапом сдвига из одного или более этапов сдвига, при этом соотношение пар/углерод на этапе риформинга и на этапах реакции сдвига составляет менее 2,6.reforming the hydrocarbon feedstock in the reforming step to produce synthesis gas containing CH ₄ , CO, CO2, H2 and H2O, shifting the synthesis gas in one or more successive shift reaction steps, if necessary, washing the synthesis gas effluent from the reaction section shear, water, the supply of process condensate obtained as a result of cooling and / or washing of synthesis gas exhausted from the shift reaction section to the process condensate desorber, in which, using steam, dissolved by-products of the shift reaction and dissolved gases are removed from the process condensate, adding a steam stream or part of it from the process condensate stripper to the synthesis gas during the process after the reforming stage, before the last shift stage of one or more shift stages, while the ratio of steam / carbon in the reforming stage and in the shift reaction stages is less than 2, 6.

При соотношении пар/углерод менее 2,6 обеспечиваются несколько преимуществ настоящего изобретения. В целом, например, снижение соотношения пар/углерод приводит к уменьшению потока сырья и пара через секцию риформинга и через расположенные далее по ходу процесса секции охлаждения и подготовки синтез-газа.With a steam/carbon ratio of less than 2.6, several advantages of the present invention are provided. In general, for example, lowering the steam/carbon ratio results in reduced feed and steam flow through the reformer and through the downstream synthesis gas cooling and treatment sections.

Тем не менее, при соотношении пар/углерод менее 2,6 также могут иметь место определенные недостатки. Настоящим изобретением устраняются некоторые из них. Известно, что реакция сдвига может осуществляться лишь с образованием побочных продуктов, при этом основными побочными продуктами являются метанол и в меньшей степени метилформиат и высшие спирты. В ходе способа получения аммиак, известного в уровне техники, происходит частичная конденсация этих побочных продуктов, когда вода конденсируется из синтез-газа перед стадией удаления CO2. Часть метанола, которая не конденсируется, будет поглощаться вместе с CO2 в абсорбере CO2 и, в конечном итоге, будет присутствовать в полученном продукте, CO2. Обычное содержание метанола в продукте CO2 составляет 500-1000 ч./млн. Таким образом, побочные продукты, в том числе метанол, попадающие на этап удаления CO₂ в соответствии с известными способами, загрязняют полученный продукт CO₂, что представляет определенную проблему в том случае, если CO₂ будет использоваться в технологической установке далее по ходу процесса, например, в способе получения мочевины, или если CO₂ будет выбрасываться в атмосферу, так как побочные продукты считаются летучими органическими соединениями. Еще одна проблема известных методов заключается в том, что метилформиат вреден для важных компонентов в абсорбирующих CO2 жидкостях, которые используют на многих этапах удаления CO2, что приводит к меньшей производительности и высокой стоимости ремонта.However, with a steam/carbon ratio of less than 2.6, certain disadvantages may also occur. The present invention eliminates some of them. It is known that the shift reaction can be carried out only with the formation of by-products, while the main by-products are methanol and, to a lesser extent, methyl formate and higher alcohols. In the prior art ammonia production process, partial condensation of these by-products occurs when water is condensed from the synthesis gas prior to the CO2 removal step. The part of the methanol that does not condense will be absorbed along with the CO2 in the CO2 absorber and will eventually be present in the resulting product, CO2. The typical methanol content of the CO2 product is 500-1000 ppm. Thus, by-products, including methanol, entering the CO ₂ removal step according to known methods contaminate the resulting product with CO ₂ , which is a problem if CO ₂ is used in the process plant downstream, for example, in a process for producing urea, or if CO ₂ will be emitted to the atmosphere, since by-products are considered volatile organic compounds. Another problem with known methods is that methyl formate is detrimental to important components in the CO2 absorbent fluids that are used in many of the CO2 removal steps, resulting in lower productivity and higher repair costs.

Кроме того, образование побочных продуктов снижает общую эффективность способа. При одинаковом потоке исходного газа будет производиться меньшее количество продукта с увеличением количества образовавшегося побочного продукта. Даже лишь по этой причине может быть важно уменьшить образование побочных продуктов.In addition, the formation of by-products reduces the overall efficiency of the process. With the same feed gas flow, less product will be produced with an increase in the amount of by-product formed. Even for this reason alone, it may be important to reduce the formation of by-products.

Количество побочных продуктов, образованных на этапе реакции сдвига, увеличивается с уменьшением соотношения пар/углерод. При добавлении потока пара или его части из десорбера технологического конденсата к синтез-газу по ходу процесса после этапа риформинга, например, перед последним этапом сдвига из одного или более этапов сдвига в соответствии с настоящим изобретением некоторые побочные продукты, например, основной побочный продукт, метанол, образуются в результате равновесных реакций, при этом при прохождении этапа реакции сдвига происходит частичная конверсия таких побочных продуктов в углеводороды, CO, CO2, H2 и H2O. Таким образом, настоящим изобретением предоставляется способ, при котором побочные продукты, образованные в секции реакции сдвига, могут рециркулироваться на вход в секцию реакции сдвига или между двумя этапами реакции сдвига секции реакции сдвига. Для равновесных реакций при таком решении дальнейшее образование этого конкретного побочного продукта будет практически полностью остановлено. Остальные побочные продукты, полученные в ходе неравновесных реакций, будут частично преобразованы в углеводороды, CO, CO₂, H₂ и H₂O, компоненты, которые будут преобразованы в продукт, в рециркулируемый синтез-газ, отходящийThe amount of by-products formed in the shift reaction step increases as the steam/carbon ratio decreases. When the steam stream or part thereof from the process condensate stripper is added to the synthesis gas during the process after the reforming stage, for example, before the last shift stage of one or more shift stages in accordance with the present invention, some by-products, for example, the main by-product, methanol , are formed as a result of equilibrium reactions, while passing through the stage of the shift reaction, a partial conversion of such by-products into hydrocarbons, CO, CO2, H2 and H2O occurs. Thus, the present invention provides a process in which by-products formed in the shift reaction section can be recycled to the inlet of the shift reaction section or between two shift reaction steps of the shift reaction section. For equilibrium reactions with this solution, the further formation of this particular by-product will be almost completely stopped. The remaining by-products from non-equilibrium reactions will be partially converted to hydrocarbons, CO, CO ₂ , H ₂ and H ₂ O, components that will be converted to product, recycled synthesis gas, waste

- 1 042839 газ, который может быть использован как источник тепла для способа и воды.- 1 042839 a gas that can be used as a heat source for the process and water.

При низких соотношениях пар/углерод в секции риформинга и секции реакции сдвига обеспечивается более высокая пропускная способность для синтетического газа по сравнению с более высокими соотношениями пар/углерод. При добавлении азота в секцию промывки азотом обеспечивается более высокая пропускная способность для синтетического газа по сравнению с добавлением азота в секцию риформинга. При отсутствии секции метанации снижается перепад давления, а при использовании в секции синтеза аммиака газа, не содержащего инертных компонентов, в ней обеспечивается более высокая пропускная способность.Low steam/carbon ratios in the reformer and shift reaction sections provide higher syngas throughput compared to higher steam/carbon ratios. By adding nitrogen to the nitrogen purge section, a higher syngas throughput is achieved compared to adding nitrogen to the reformer section. Without a methanation section, the pressure drop is reduced, and when the ammonia synthesis section uses a gas that does not contain inert components, it provides a higher throughput.

При снижении массового потока через эти секции можно использовать оборудование и трубопровод меньшего масштаба. Кроме того, при снижении массового потока вырабатывается меньшее количество низкопотенциальной тепловой энергии, которая зачастую не может быть использована. Это означает, что существует возможность снизить капитальные и эксплуатационные затраты.By reducing the mass flow through these sections, smaller scale equipment and piping can be used. In addition, when the mass flow decreases, less low-grade thermal energy is generated, which often cannot be used. This means that there is an opportunity to reduce capital and operating costs.

Изобретение заявителя в сфере технологии получения аммиака и сфере разработки передовых катализаторов нового поколения обеспечивает высокую рентабельность, экологичность и надежность получения аммиака.The applicant's invention in the field of ammonia production technology and the development of advanced next-generation catalysts provides high profitability, environmental friendliness and reliability of ammonia production.

Способ по настоящему изобретению может дополнительно включать: один или более этапов реакции сдвига, включающих один или более этапов высокотемпературного сдвига (HT) с использованием промотированного цинк-алюминиевого оксидного катализатора, между которыми может осуществляться охлаждение и/или добавление пара.The method of the present invention may further comprise: one or more shift reaction steps comprising one or more high temperature shift (HT) steps using a promoted zinc-aluminum oxide catalyst, between which cooling and/or steam addition may occur.

Во многих современных способах производства аммиака на различных этапах осуществляют добавление пара, в частности, на этапе риформинга и на этапе реакции сдвига. Может быть непонятно, что означает соотношение пар/углерод на определенном этапе способа. В промышленности и в соответствии с настоящей заявкой соотношение пар/углерод обычно означает общее количество молей воды, которое добавляют перед определенным этапом способа или непосредственно на определенный этап способа, деленное на количество молей углеводорода в исходном потоке. В контексте настоящей заявки также подразумевается, что внутренние рециркулируемые потоки также считаются исходными потоками. Например, часть воды (пар или жидкость) может быть добавлена до этапа предварительного риформинга, до этапа риформинга или до этапа реакции сдвига. Таким образом, например, соотношение пар/углерод (в соответствии с определением) увеличивается на каждой стадии, например, с 0,52 до 0,6 и далее до 1,0. Тем не менее, важно отметить, что состав синтез-газа после первого этапа способа не может быть использован для определения соотношения пар/углерод (в соответствии с определением), поскольку может происходить конверсия части углеводородов, и/или может быть добавлен кислород. По тексту настоящей заявки термин соотношение пар/углерод используют в соответствии с обычным в данной отрасли определением, указанным выше.In many modern ammonia production processes, steam is added at various stages, in particular at the reforming stage and at the stage of the shift reaction. It may not be clear what the steam/carbon ratio means at a certain stage of the process. In the industry and in accordance with the present application, the ratio of steam/carbon usually means the total number of moles of water that is added before a certain stage of the process or directly at a certain stage of the process, divided by the number of moles of hydrocarbon in the feed stream. In the context of this application, it is also understood that the internal recycle streams are also considered to be the original streams. For example, a portion of the water (steam or liquid) may be added before the pre-reforming step, before the reforming step, or before the shift reaction step. Thus, for example, the steam/carbon ratio (as defined) increases in each step, for example from 0.52 to 0.6 and further to 1.0. However, it is important to note that the composition of the synthesis gas after the first step of the process cannot be used to determine the steam/carbon ratio (as defined), since some of the hydrocarbons may be converted and/or oxygen may be added. Throughout the present application, the term steam/carbon ratio is used in accordance with the industry-standard definition above.

Этап высокотемпературной реакции сдвига определяется как этап способа, на котором происходит реакция конверсии синтез-газа, содержащего CO, CO₂, H₂ и H₂O, в температурном диапазоне 300-600°C.The high temperature shift reaction step is defined as a process step in which the shift reaction of a synthesis gas containing CO, CO ₂ , H ₂ and H ₂ O takes place in a temperature range of 300-600°C.

Секция риформинга может включать один или более этапов риформинга, например, она может включать реактор предварительного риформинга и этап ATP.The reforming section may include one or more reforming stages, for example, it may include a pre-reformer and an ATP stage.

Секция реакции сдвига может включать один или более этапов реакции сдвига.The shift reaction section may include one or more shift reaction steps.

В стандартной установке для получения аммиака, где обычно применяется катализатор высокотемпературной реакции сдвига, требуется соотношение пар/углерод приблизительно равное 3,0 для того, чтобы избежать образования карбида железа.In a typical ammonia plant, which typically uses a high temperature shift catalyst, a steam/carbon ratio of approximately 3.0 is required to avoid the formation of iron carbide.

(1) 5Fe₃O₄ + 32СО о 3Fe₅C₂ + 26 СО₂ (1) 5Fe ₃ O ₄ + 32CO o 3Fe ₅ C ₂ + 26 CO ₂

При образовании карбида железа происходит уменьшение прочности гранул катализатора, что может привести к разрушению катализатора и увеличению перепада давления.With the formation of iron carbide, the strength of the catalyst granules decreases, which can lead to the destruction of the catalyst and an increase in the pressure drop.

Карбид железа является катализатором образования побочного продукта процесса Фишера-Тропша.Iron carbide is a catalyst for the formation of a by-product of the Fischer-Tropsch process.

(2) пСО + (п+ш/2)Н₂ θ C_nH_m + пН₂О(2) pCO + (p+sh/2)H ₂ θ C _n H _m + pN ₂ O

При реакциях процесса Фишера-Тропша происходит поглощение водорода, при этом снижается эффективность функционирования секции реакции сдвига.In Fischer-Tropsch reactions, hydrogen is consumed and the efficiency of the shift reaction section is reduced.

Тем не менее, в соответствии с настоящим изобретением используют катализатор, не содержащий Fe-, такой, например, как промотированный цинк-алюминиевый оксидный катализатор. Например, может быть использован катализатор компании Haldor Tops0e для высокотемпературной реакции сдвига SK-501 Flex™, который обеспечивает возможность функционирования секции риформинга и секции высокотемпературной реакции сдвига при низких соотношениях пар/углерод, например, соотношение пар/углерод может быть снижено до 0,3.However, in accordance with the present invention, a Fe-free catalyst is used, such as, for example, a promoted zinc-aluminum oxide catalyst. For example, the Haldor Tops0e high temperature shift reaction catalyst SK-501 Flex™ can be used, which allows the reformer and high temperature shift reaction sections to operate at low steam/carbon ratios, for example, the steam/carbon ratio can be reduced to 0.3 .

Таким образом, в способе по настоящему изобретению соотношение пар/углерод может быть снижено до 0,3 в отличие от обычных современных установок для получения аммиака, в которых функционирование секций риформинга и высокотемпературной реакции сдвига осуществляется при соотношении пар/углерод 2,6 или выше. В соответствии с еще одним предпочтительным вариантом реализации способа катализатор на основе цинк-алюминиевого оксидного материала содержит смесь цинкалюминиевой шпинели и оксида цинка в комбинации со щелочным металлом, выбранным из группы,Thus, in the process of the present invention, the steam/carbon ratio can be reduced to 0.3, in contrast to conventional modern ammonia plants in which the reforming and high temperature shift sections are operated at a steam/carbon ratio of 2.6 or higher. According to another preferred embodiment of the process, the zinc-aluminum oxide material catalyst comprises a mixture of zinc-aluminum spinel and zinc oxide in combination with an alkali metal selected from the group,

- 2 042839 состоящей из Na, K, Rb, Cs и их смесей, и, при необходимости, в комбинации с Cu. Молярное соотношение Zn/Al в катализаторе может быть в диапазоне 0,5-1,0, содержание щелочного металла может быть в диапазоне 0,4-8,0 мас.%, а содержание меди - в диапазоне 0-10% из расчета на массу окисленного катализатора.- 2 042839 consisting of Na, K, Rb, Cs and mixtures thereof, and, if necessary, in combination with Cu. The molar ratio of Zn/Al in the catalyst may be in the range of 0.5-1.0, the alkali metal content may be in the range of 0.4-8.0 wt.%, and the copper content in the range of 0-10% based on weight of the oxidized catalyst.

Использование катализатора высокотемпературной реакции сдвига в соответствии со способом по настоящему изобретению не ограничено строгими требованиями к соотношению пар/углерод, что позволяет уменьшить такое соотношение в секции реакции сдвига, а также секции риформинга.The use of the high temperature shift reaction catalyst according to the method of the present invention is not limited by the strict requirements for the steam/carbon ratio, which makes it possible to reduce this ratio in the shift reaction section as well as the reforming section.

Настоящий способ может дополнительно включать один или более следующих этапов:The present method may further include one or more of the following steps:

один или более последовательных этапов реакции сдвига представляют собой любую комбинацию этапов высокотемпературной реакции сдвига (HT), среднетемпературной реакции сдвига (MT) и низкотемпературной реакции сдвига (LT), при необходимости, удаление метанола из газа, прошедшего этап реакции сдвига, в секции водной промывки, удаление CO2 из секции водной промывки газа, прошедшего этап реакции сдвига, до тех пор, пока его содержание не достигнет уровня ниже 500 ч./млн, предпочтительно ниже 20 ч./млн., удаление остаточных количеств CO2 и H2O из газа, отходящего из секции удаления CO2, в секции осушителя на молекулярных ситах, удаление CH₄, CO и инертных компонентов, таких как Ar и He, из газа, отходящего из секции осушителя на молекулярных ситах, в секции азотной промывки и регулирование соотношения N₂/H₂ до приблизительно 3, что необходимо для синтеза аммиака, конверсию газа из секции азотной промывки с необходимым соотношением N₂/H₂ с получением аммиака в секции синтеза аммиака, в которой отсутствуют инертные компоненты.one or more successive shift reaction steps are any combination of high temperature shift (HT), medium temperature shift (MT) and low temperature shift (LT) steps, optionally removing methanol from the shift gas in the water wash section removal of CO2 from the water scrubbing section of the shifted gas until its content is below 500 ppm, preferably below 20 ppm, removing residual CO2 and H2O from the effluent gas from the CO2 removal section, in the molecular sieve dryer section, removal of CH ₄ , CO and inert components such as Ar and He from the off-gas from the molecular sieve dryer section in the nitrogen wash section and N ₂ /H ₂ ratio control up to about 3, which is necessary for the synthesis of ammonia, gas conversion from the nitrogen purge section with the required N ₂ /H ₂ ratio to obtain ammonia in the ammonia synthesis section, in which there are no inert components.

В соответствии с предпочтительным вариантом реализации изобретения на этапе риформинга присутствует, по меньшей мере, один автотермический риформер (ATP).According to a preferred embodiment of the invention, at least one autothermal reformer (ATP) is present in the reforming step.

Так как по сравнению с известными технологиями при применении способа по настоящему изобретению предъявляются значительно менее жесткие требования к соотношению пар/углерод на этапе высокотемпературной реакции сдвига, в соответствии с настоящим изобретением можно снизить соотношение пар/углерод в начале цикла, например, до 0,6 или до максимально низкого уровня, в зависимости от возможных условий реакции сдвига. Преимуществом низкого соотношения пар/углерод в ATP и, в целом, в способе является то, что в начале цикла требуется оборудование меньшего масштаба из-за уменьшения общего массового потока, проходящего через установку.Since the steam/carbon ratio in the high temperature shift reaction step is much less stringent than prior art, the steam/carbon ratio at the start of the cycle can be lowered according to the present invention, for example, to 0.6 or to the lowest possible level, depending on the possible conditions of the shift reaction. The advantage of the low steam/carbon ratio in the ATP and in general in the process is that smaller scale equipment is required at the beginning of the run due to the reduction in the total mass flow through the plant.

Углеродное сырье для ATP смешивают с кислородом и дополнительным количеством пара в ATP, и происходит комбинация, по меньшей мере, двух типов реакций. Этими двумя реакциями являются сгорание и паровой риформинг.The carbon feedstock for the ATP is mixed with oxygen and additional steam in the ATP, and a combination of at least two types of reactions occurs. These two reactions are combustion and steam reforming.

Зона сгорания:Combustion zone:

(3) 2Н2 + О2 о 2НгО + тепло (4) СН₄ + 3/2 О2 СО + 2Н₂О + тепло(3) 2H2 + O2 o 2HgO + heat (4) CH ₄ + 3/2 O2 CO + 2H ₂ O + heat

Термическая и каталитическая зона:Thermal and catalytic zone:

(5) СН₄ + Н2О + тепло θ СО + ЗН2 (6) СО + Н2О θ СО2 + Нг + тепло(5) CH ₄ + H2O + heat θ CO + 3H2 (6) CO + H2O θ CO2 + Hg + heat

Сгорание метана с получением монооксида углерода и воды (4) - это способ, происходящий с выделением большого количества энергии. На выходе из зоны сгорания могут присутствовать избыточные количества метана, после того, как произошла конверсия всего количества кислорода.Combustion of methane to produce carbon monoxide and water (4) is a process that releases a lot of energy. Excess amounts of methane may be present at the outlet of the combustion zone after all of the oxygen has been converted.

Термическая зона - это часть камеры сгорания, где происходит дальнейшая конверсия углеводородов при осуществлении гомогенных газофазных реакций, преимущественно (5) и (6). При эндотермическом паровом риформинге метан (5) происходит поглощение большей части тепла, выработанного в зоне сгорания.The thermal zone is a part of the combustion chamber where further conversion of hydrocarbons takes place during the implementation of homogeneous gas-phase reactions, mainly (5) and (6). Endothermic steam reforming of methane (5) absorbs most of the heat generated in the combustion zone.

За камерой сгорания может быть расположен неподвижный каталитический слой, каталитическая зона, где происходит окончательная конверсия углеводородов посредством гетерогенных каталитических реакций. На выходе из каталитической зоны синтез-газ предпочтительно близок равновесию относительно реакций (5) и (6).Behind the combustion chamber there may be a fixed catalytic bed, a catalytic zone where the final conversion of hydrocarbons through heterogeneous catalytic reactions takes place. At the outlet of the catalytic zone, the synthesis gas is preferably close to equilibrium with respect to reactions (5) and (6).

Соотношение пар/углерод в секции риформинга может составлять 2.6-0.1, 2.4-0.1, 2-0.2, 1.5-0.3, 1.40.4, например, 1.2, 1.0 или 0.6.The steam/carbon ratio in the reformer section may be 2.6-0.1, 2.4-0.1, 2-0.2, 1.5-0.3, 1.40.4, for example 1.2, 1.0 or 0.6.

В соответствии с предпочтительными вариантами реализации изобретения объемная скорость в ATP является низкой, например, составляет менее 20000 нм³/ч, предпочтительно менее 12000 нм³/ч, наиболее предпочтительно менее 7000 нм³/ч. Объемная скорость может определяться как объемный расход углерода на объем катализатора, таким образом, она не зависит от конверсии в катализаторной зоне.According to preferred embodiments of the invention, the space velocity in ATP is low, eg less than 20000 Nm ³ /h, preferably less than 12000 Nm ³ /h, most preferably less than 7000 Nm ³ /h. The space velocity can be defined as the volumetric flow rate of carbon per volume of catalyst, thus it is independent of the conversion in the catalyst zone.

В соответствии с предпочтительными вариантами реализации изобретения температура на этапе высокотемпературной реакции сдвига находится в диапазоне 300-600°C, например 320-470°C. Это означает, что в соответствии со способом по настоящему изобретению можно осуществлять высокотемпера- 3 042839 турную реакцию сдвига с использованием сырья с гораздо более низким соотношением пар/углерод, чем это возможно в соответствии с известными способами. Например, температура на входе на этап высокотемпературной реакции сдвига может составлять 300-400°C, например 320-380°C.According to preferred embodiments of the invention, the temperature in the high temperature shift reaction step is in the range of 300-600°C, eg 320-470°C. This means that according to the method of the present invention it is possible to carry out a high temperature shift reaction using feedstocks with a much lower steam/carbon ratio than is possible according to known methods. For example, the inlet temperature to the high temperature shift reaction step may be 300-400°C, such as 320-380°C.

Предпочтительно предоставляется предварительный риформер как часть секции риформинга, расположенной по ходу процесса, например, перед ATP. В предварительном риформере может происходить конверсия всего количества высших углеводородов в оксиды углерода и метан, наличие предварительного риформера также является предпочтительным для легких углеводородов. Использование предварительного риформера может иметь несколько преимуществ, включая снижение потребления O₂ в ATP и обеспечение возможности более высоких температур на входе в ATP, вследствие чего минимизируется риск крекинга при предварительном нагреве. При этом обеспечиваются условия возгорания. Кроме того, с помощью предварительного риформера может обеспечиваться эффективное удаление серы, таким образом, исходный газ, поступающий в ATP и в систему после ATP, практически не содержит серы. Этап предварительного риформинга может осуществляться при температурах 300-650°C, предпочтительно при 390-480°C.Preferably, a pre-reformer is provided as part of the downstream reformer section, eg before the ATP. The pre-reformer can convert all of the higher hydrocarbons to carbon oxides and methane, and the presence of a pre-reformer is also preferred for light hydrocarbons. The use of a pre-reformer can have several advantages, including reducing the O ₂ consumption of the ATP and allowing higher inlet temperatures to the ATP, thereby minimizing the risk of preheat cracking. At the same time, ignition conditions are provided. In addition, efficient sulfur removal can be achieved with the pre-reformer, so that the feed gas entering the ATP and the post-ATP system is substantially free of sulfur. The pre-reforming step may be carried out at temperatures of 300-650°C, preferably at 390-480°C.

В соответствии с различными вариантами реализации изобретения для предварительного нагрева исходного потока природного газа, потока, поступающего в ATP, а также для перегрева пара используют нагреватель прямого нагрева. Необходимое тепло может быть создано путем сжигания смеси природного газа, отработанного газа (из секции промывки N2), сбросного газа (из сепаратора сбрасываемого газа, содержащего инертные компоненты) и выветриваемого газа (из секции удаления CO2).In accordance with various embodiments of the invention, a direct fired heater is used to preheat the natural gas feed stream, the ATP feed stream, and to superheat the steam. The required heat can be generated by burning a mixture of natural gas, exhaust gas (from the N2 scrubbing section), waste gas (from the waste gas separator containing inert components) and vented gas (from the CO2 removal section).

Более низкое соотношение пар/углерод может приводить к снижению эффективности реакции сдвига, что означает, что в некоторых вариантах реализации изобретения может быть предпочтительно использовать один или более дополнительных этапов реакции сдвига. Такой один или более дополнительных этапов реакции сдвига могут включать этапы высоко-, средне- и/или низкотемпературной реакции сдвига. В общих чертах, чем больше количество CO, прошедшего конверсию на этапах реакции сдвига, тем больше количество полученного H₂ и тем меньшего масштаба требуется оборудование в начале цикла.A lower steam/carbon ratio may lead to a reduction in the efficiency of the shift reaction, which means that in some embodiments of the invention it may be preferable to use one or more additional steps of the shift reaction. Such one or more additional shift reaction steps may include high, medium and/or low temperature shift reaction steps. In general terms, the greater the amount of CO converted in the shift reaction steps, the greater the amount of H ₂ produced and the smaller the equipment needed at the beginning of the cycle.

Это также видно из уравнения экзотермической реакции сдвига, приведенной ниже.This can also be seen from the equation for the exothermic shear reaction below.

(7) СО + Н2О θ СО2 + Нг + тепло(7) CO + H2O θ CO2 + Hg + heat

При необходимости, пар может быть добавлен, например, на любой один или более этапов высоко-, средне- или низкотемпературной реакции сдвига для повышения эффективности следующих этапов средне- и/или низкотемпературной реакции сдвига до максимума.If necessary, steam may be added to, for example, any one or more of the high, medium or low temperature shift reaction steps to maximize the efficiency of the following medium and/or low temperature shift reaction steps.

Предпочтительно, этапы средне- и низкотемпературной реакции сдвига могут осуществляться над промотированными цинк-алюмомедными катализаторами. Например, катализатором низкотемпературной реакции сдвига может быть LK-821-2, который характеризуется высокой активностью, высокой силой и высокой устойчивостью к отравлению соединениями серы. Может быть предусмотрен верхний слой специального катализатора для улавливания хлора, который может присутствовать в газе, и для предотвращения попадания капель жидкости на катализатор реакции сдвига.Preferably, the medium and low temperature shift reaction steps may be carried out over promoted zinc-aluminum-copper catalysts. For example, the low temperature shift reaction catalyst may be LK-821-2, which is characterized by high activity, high strength, and high resistance to sulfur compound poisoning. A top layer of a special catalyst may be provided to trap chlorine that may be present in the gas and to prevent liquid droplets from falling onto the shift reaction catalyst.

Этап среднетемпературной реакции сдвига может осуществляться при температурах 190-360°C.The medium temperature shift reaction step may be carried out at temperatures of 190-360°C.

Этап низкотемпературной реакции сдвига может осуществляться при температурах Т_{конденсации} +15290°C, например 200-280°C. Например, температура на входе на этап низкотемпературной реакции сдвига может составлять Т_{конденсации} +15-250°C, например 190-210°C.The low temperature shift reaction step may be carried out at _condensing temperatures T of +15290°C, for example 200-280°C. For example, the inlet temperature to the low temperature shift reaction step may be _condensing T +15-250°C, eg 190-210°C.

Уменьшение соотношения пар/углерод приводит к снижению температуры конденсации технологического газа, что означает, что температура на входе на этапы средне- и/или низкотемпературной реакции сдвига может быть снижена. При более низкой температуре на входе обеспечивается более низкий уровень проскока CO на выходе из реакторов реакции сдвига.Reducing the steam/carbon ratio results in a lower process gas dew point, which means that the inlet temperature to the medium and/or low temperature shift reaction steps can be lowered. The lower inlet temperature results in lower CO slippage at the outlet of the shift reaction reactors.

Известно, что метанол является побочным продуктом, который может быть образован при использовании катализаторов высоко-, средне- и низкотемпературной реакции сдвига. Такое образование побочного продукта может быть снижено путем увеличения соотношения пар/углерод. Для этапа промывки CO₂ после этапов высоко-, средне- и низкотемпературной реакции сдвига требуется тепло для регенерации раствора абсорбции CO₂. Таким теплом, как правило, является физическая теплота технологического газа, однако зачастую ее недостаточно. Как правило, недостающее количество теплоты обеспечивается с помощью дополнительного рекуператора с паровым нагревом. Добавление пара к технологическому газу может, при необходимости, быть использовано вместо такого дополнительного рекуператора с паровым нагревом, или при добавлении пара к технологическому газу может использоваться рекуператор с паровым нагревом меньшего масштаба, что одновременно обеспечивает снижение образования побочных продуктов в секции высоко-, средне- и низкотемпературной реакции сдвига.It is known that methanol is a by-product that can be formed when using high-, medium- and low-temperature shift reaction catalysts. This by-product formation can be reduced by increasing the steam/carbon ratio. The CO ₂ scrubbing step after the high, medium and low temperature shift reaction steps requires heat to regenerate the CO ₂ absorption solution. As a rule, this heat is the sensible heat of the process gas, but often it is not enough. As a rule, the missing amount of heat is provided by an additional heat exchanger with steam heating. The addition of steam to the process gas can, if necessary, be used instead of such an additional steam-heated recuperator, or when adding steam to the process gas, a smaller-scale steam-heated recuperator can be used, which simultaneously provides a reduction in the formation of by-products in the high-, medium- and low temperature shift reaction.

Образование метанола на этапах высоко-, средне- и низкотемпературной реакции сдвига является равновесная реакция. Это означает, что при подаче метанола на вход этапа реакции сдвига будет уменьшено образование метанола на указанном этапе, кроме того, это означает, что содержание метанола в синтез-газе, выходящем из секции реакции сдвига, обычно будет определяться на последнем этапе сдвига.The formation of methanol at the stages of high-, medium- and low-temperature shift reactions is an equilibrium reaction. This means that by supplying methanol to the inlet of the shift reaction stage, the production of methanol at the specified stage will be reduced, in addition, it means that the methanol content in the synthesis gas leaving the shift reaction section will usually be determined at the last stage of the shift.

Часть метанола, который был образован с использованием катализатора высоко-, средне- и низко- 4 042839 температурной реакции сдвига, растворяется в технологическом конденсате, когда технологический газ охлаждается перед этапом удаления CO2. Дополнительный метанол, при необходимости, может удаляться из синтез-газа на этапе водной промывки по ходу процесса после секции охлаждения, непосредственно перед этапом удаления CO2. Если содержание метанола в полученном CO2 все еще слишком высоко, его можно промыть водой.A portion of the methanol that was formed using the high, medium, and low temperature shift reaction catalyst is dissolved in the process condensate when the process gas is cooled prior to the CO2 removal step. Additional methanol, if necessary, may be removed from the synthesis gas in a water wash step downstream of the cooling section, just prior to the CO2 removal step. If the methanol content of the produced CO2 is still too high, it can be washed with water.

Технологический конденсат и, при необходимости, промывочную воду подают в десорбер технологического конденсата, в котором с использованием пара осуществляют удаление растворенных побочных продуктов реакции сдвига и растворенных газов. Из технологического конденсата будет удалено более 99% продукта реакции сдвига и покинет технологический конденсатор вместе с паром. Если хотя бы часть этого так называемого пара из десорбера (далее - поток пара), который теперь содержит основную часть побочного продукта реакции сдвига, будет добавлено в синтез-газ в секции реакции сдвига перед последним этапом сдвига, то образование чистого побочного продукта, в частности, для равновесных реакций может быть снижено на 99%, как правило оно может быть снижено на 80%. Чтобы избежать накопления высших спиртов в контуре циркуляции побочных продуктов реакции сдвига вокруг секции реакции сдвига, может потребоваться продувка части пара из десорбера. Такая продуваемая часть может использоваться в качестве технологического пара для секции риформинга. Таким образом, происходит рециркуляция углеродных компонентов в потоке, и они используются в качестве исходного потока.The process condensate and, optionally, wash water are fed to a process condensate stripper where steam is used to remove dissolved by-products of the shift reaction and dissolved gases. More than 99% of the shear reaction product will be removed from the process condensate and will leave the process condenser with the steam. If at least a portion of this so-called stripper vapor (hereinafter referred to as the vapor stream), which now contains the major part of the shift reaction by-product, is added to the synthesis gas in the shift reaction section before the last shift step, then the formation of a pure by-product, in particular , for equilibrium reactions can be reduced by 99%, as a rule it can be reduced by 80%. To avoid accumulation of higher alcohols in the shift reaction by-products circuit around the shift reaction section, it may be necessary to purge some of the vapor from the stripper. This purged portion can be used as process steam for the reformer section. Thus, the carbon components in the stream are recycled and used as feed stream.

В предпочтительных вариантах реализации пар из десорбера добавляют в синтез-газ по ходу процесса после секции риформинга на входе в секцию реакции сдвига, включающую два последовательных этапа высокотемпературного сдвига с этапом охлаждения между ними.In preferred embodiments, steam from the stripper is added to the synthesis gas downstream of the reformer section at the inlet of a shift reaction section comprising two successive high temperature shift stages with a cooling stage in between.

В соответствии со многими предпочтительными вариантами реализации изобретения после одного или более этапов реакции сдвига может осуществляться этап удаления CO2. В стандартной конструкции содержание CO2 в прошедшем обработку газе составляет 500 об.ч./млн.According to many preferred embodiments of the invention, one or more of the shift reaction steps may be followed by a CO2 removal step. In the standard design, the CO2 content of the treated gas is 500 ppm v/v.

В соответствии с предпочтительными вариантами реализации изобретения способ включает этап удаления CO2, в ходе которого содержание CO2 снижается до уровня менее 400 об.ч./млн CO2, например менее 100 об.ч./млн CO2 или в соответствии с некоторыми предпочтительными вариантами реализации изобретения - до 20 об.ч./млн CO2 или ниже.In accordance with preferred embodiments of the invention, the method includes a step of removing CO2, during which the CO2 content is reduced to a level of less than 400 ppm CO2, for example, less than 100 ppm CO2 or in accordance with some preferred embodiments of the invention - up to 20 ppm CO2 or less.

Способ может содержать этап промывки, предпочтительно промывки N2. Промывка N2 может применяться для нескольких целей, например, для очистки синтетического газа, а также для добавления стехиометрического азота необходимого для синтеза аммиака на последующих этапах способа.The method may comprise a washing step, preferably an N2 washing step. The N2 flush can be used for several purposes, such as purifying syngas, as well as adding the stoichiometric nitrogen needed for ammonia synthesis in subsequent process steps.

Азот для блока азотной промывки (NWU) может обеспечиваться с использованием воздухоразделительной установки (ВРУ), с помощью которой происходит разделение атмосферного воздуха на первичные компоненты: азот и кислород. В ATP используют кислород, а в NWU используют азот.Nitrogen for the nitrogen wash unit (NWU) can be provided using an air separation unit (ASU), which separates atmospheric air into its primary components: nitrogen and oxygen. ATP uses oxygen and NWU uses nitrogen.

После прохождения секции реакции сдвига и блока удаления CO2 газ может содержать остаточные количества CO и CO2 вместе с незначительными количества СН₄, Ar, Не и Н₂О.After passing through the shift reaction section and the CO2 removal unit, the gas may contain residual amounts of CO and CO2 along with minor amounts of CH ₄ , Ar, He and H ₂ O.

Перед промывкой N2 предпочтительно осуществляют удаление CO2 и H2O, так как в противном случае произойдет их замерзание при низкой рабочей температуре промывки N2. Это может осуществляться, например, путем адсорбции в осушителе на молекулярных ситах, включающем, по меньшей мере, две емкости, одна из которых находится в рабочем состоянии, в то время как другая восстанавливается. Азот может использоваться в виде сухого газа для регенерации.Prior to the N2 flush, CO2 and H2O are preferably removed, otherwise they will freeze at the low operating temperature of the N2 flush. This can be done, for example, by adsorption in a molecular sieve dryer comprising at least two containers, one of which is in operation while the other is being regenerated. Nitrogen can be used as a dry regeneration gas.

Синтетический газ из NWU промывают жидким азотом в колонке, уде происходит удаление CH₄, Ar, Не и CO. Очищенный синтетический газ предпочтительно содержит Ar и CH₄ лишь на уровне ч./млн.The syngas from the NWU is washed with liquid nitrogen in a column to remove CH ₄ , Ar, He and CO. Purified synthesis gas preferably contains Ar and CH ₄ only at the ppm level.

Отработанный газ, содержащий примеси вместе с некоторым количеством потерянного азота предпочтительно может применяться в качестве топлива в нагревателе прямого нагрева.The exhaust gas containing impurities along with some of the lost nitrogen can preferably be used as a fuel in a direct fired heater.

После NWU к технологическому потоку может быть добавлен азот для регулирования содержания N2 для получения предпочтительного соотношения H2/N2 = 3 в потоке подпиточного газа, поступающем в контур синтеза аммиака.After the NWU, nitrogen can be added to the process stream to adjust the N2 content to obtain the preferred H2/N2 = 3 ratio in the make-up gas stream entering the ammonia synthesis loop.

Так как очищенный газ теперь содержит H2 и N2 в правильном стехиометрическом соотношении для синтеза аммиака плюс Ar и CH4 на уровне ч./млн, секция синтеза аммиака может рассматриваться как секция, не содержащая инертных компонентов.Since the purified gas now contains H2 and N2 in the correct stoichiometric ratio for ammonia synthesis plus Ar and CH4 at the ppm level, the ammonia synthesis section can be considered as a section free of inerts.

Контур синтеза аммиака определяют как контур, не содержащий инертных компонентов, когда промывка газа, поступающего из контура, не требуется, так как накопление инертных компонентов без такой промывки происходит в пренебрежимо малых количествах.The ammonia synthesis loop is defined as a loop containing no inert components when flushing of the gas coming from the loop is not required, since the accumulation of inert components without such flushing occurs in negligible amounts.

Пример.Example.

Приведенные ниже номера позиций относятся к точкам подачи в секции.The item numbers below refer to the delivery points in the section.

- 5 042839- 5 042839

Таблица 1 Потоки и рабочие условия для фиг. 1 Table 1 Flows and operating conditions for FIG. 1 Позиция Position Поз. 1 Pos. 1 Поз. 2 Pos. 2 Поз. 3 Pos. 3 Поз. 4 Pos. 4 Поз. 5 Pos. 5 Поз. 6 Pos. 6 Поз. 7 Pos. 7 Темп., °C Temp., °C 465 465 650 650 340 340 325 325 180 180 68 68 20 20 Давление, кг/см² гPressure, kg/cm ² g 42.4 42.4 40.2 40.2 37.1 37.1 37.1 37.1 35.8 35.8 34.3 34.3 33.7 33.7 Поток, нм³/чFlow, nm ³ /h 227,249 227.249 231,433 231.433 498,691 498.691 545,746 545.746 545,649 545.649 481,494 481.494 382,357 382.357 Позиция Position Поз. 8/9 Pos. 8/9 Поз. 10 Pos. 10 Поз. 11 Pos. eleven Поз. 12 Pos. 12 Поз. 13 Pos. 13 Поз. 14 Pos. 14 Темп., °C Temp., °C 15 15 -32 -32 45 45 44.9 44.9 66 66 50 50 Давление, кг/см² гPressure, kg/cm ² g 32.7/185 32.7/185 8.2 8.2 51.5 51.5 255 255 42.8 42.8 0.51 0.51 Поток, нм³/чFlow, nm ³ / h 447,373 447.373 219,762 219.762 67,158 67.158 47,055 47.055 102,651 102.651

Таблица 2table 2

Композиции потоков, номера позиций относятся к фиг. 1Flow compositions, reference numbers refer to FIGS. 1

Срав.пр., Моль % Comp. pr., Mole % Поз. 1 Pos. 1 Поз. 2 Pos. 2 Поз. 3 Pos. 3 Поз. 4 Pos. 4 Поз. 5 Pos. 5 Поз. 6 Pos. 6 Поз. 7 Pos. 7 Поз. 8/9 Pos. 8/9 Поз. 10 Pos. 10 Поз. 11 Pos. eleven Поз. 12 Pos. 12 Поз. 13 Pos. 13 Поз. 14 Pos. 14 Аг Ag 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.07 0.09 0.09 с₂н₆ from ₂ to ₆ 0.04 0.04 сн₄ sn ₄ 58.76 58.76 56.87 56.87 1.27 1.27 1.16 1.16 1.16 1.16 1.31 1.31 1.64 1.64 0.01 0.01 со co 0.02 0.02 21.46 21.46 3.75 3.75 5.70 5.70 6.46 6.46 8.10 8.10 0.02 0.02 со₂ from ₂ 0.89 0.89 4.08 4.08 19.61 19.61 17.65 17.65 19.97 19.97 20 ч./млн. 20 ppm 0.22 0.22 0.15 0.15 0.12 0.12 91.71 91.71 н₂ n ₂ 2.11 2.11 5.63 5.63 52.49 52.49 47.97 47.97 61.86 61.86 70.10 70.10 87.84 87.84 75.00 75.00 0.03 0.03 0.05 0.05 0.20 0.20 n₂ n ₂ 3.77 3.77 3.70 3.70 1.72 1.72 1.57 1.57 1.57 1.57 1.78 1.78 2.24 2.24 25.00 25.00 СНзОН CHzON 0.0586 0.0586 0.0675 0.0675 0.0099 0.0099 0.4772 0.4772 0.6795 0.6795 0.0011 0.0011 0.0466 0.0466 NH₃ _NH3 100.00 100.00 Н₂ОH ₂ O 35.30 35.30 32.87 32.87 18.90 18.90 25.81 25.81 11.92 11.92 0.28 0.28 0.07 0.07 99.27 99.27 99.11 99.11 99.88 99.88 8.02 8.02

Предварительный риформер: Тна входе/Тна выходе: 465/427°C (T=-1°C).Pre-reformer: Tin/Tout: 465/427°C (T=-1°C).

Соотношение пар/углерод, П/У = 0,6, на входе в предварительный риформер ATP:Steam/carbon ratio, P/C = 0.6, at the entrance to the ATP pre-reformer:

Технологический газ поступает в ATP при 650°C, а температура кислорода составляет приблизительно 230°C.The process gas enters the ATP at 650°C and the oxygen temperature is approximately 230°C.

Соотношение пар/углерод, П/У=0,7 в соответствии с определением в описании.The ratio of steam/carbon, P/U=0.7 in accordance with the definition in the description.

Технологический газ покидает секцию риформинга приблизительно при температуре 1050°C через выходную секцию с огнеупорной футеровкой и транспортную линию подачи в котлы-утилизаторы избы точного тепла в секции охлаждения технологического газа.The process gas leaves the reformer at approximately 1050°C through a refractory lined exit section and a transfer line to the waste heat boilers in the process gas cooling section.

Секция реакции сдвига.Shear reaction section.

Добавление пара, содержащего побочные продукты реакции сдвига, происходит на входе синтезгаза на этап высокотемпературного сдвига, при этом соотношение пар/углерод становится 1,0, а содержание метанола изменяется с 0 до 320 н^м³/ч, позиция 4.The addition of steam containing by-products of the shift reaction occurs at the inlet of the synthesis gas to the high temperature shift stage, while the steam/carbon ratio becomes 1.0, and the methanol content changes from 0 to 320 N^m ³ /h, position 4.

Секция реакции сдвига состоит из двух этапов высокотемпературной реакции сдвига.The shift reaction section consists of two high temperature shift reaction steps.

НТ(1): Тна входе/Тна выходе i 325/449°С (ЛТ=124°С)HT(1): Tinlet/Tout i 325/449°С (LT=124°С)

НТ(2): Тна входе/Тна выходе- 340/368°С (АТ-28°С)NT(2): T at the inlet/T at the outlet - 340/368°C (AT-28°C)

После риформинга в газе присутствует приблизительно 26,5 об.% CO (на основе сухого газа). В первом высокотемпературном конвертере реакции сдвига содержание CO снижается приблизительно до 9,8 об.%, а температура повышается с 325 до 449°C. Происходит рекуперация тепла, содержащегося в выходящем потоке, из высокотемпературного конвертера CO, в котле-утилизаторе избыточного тепла и в предварительном подогревателе подпиточной воды для котла.After reforming, approximately 26.5 vol% CO is present in the gas (based on dry gas). In the first high temperature shift reaction converter, the CO content is reduced to approximately 9.8% by volume and the temperature is increased from 325 to 449°C. The effluent heat is recovered from the high temperature CO converter, the waste heat boiler and the boiler make-up water preheater.

В результате этого происходит охлаждение технологического газа до 340°C и его подача во второй высокотемпературный конвертер CO, в котором содержание CO снижается приблизительно до 6,5 об.%, а температура повышается до 368°C.As a result, the process gas is cooled to 340°C and fed to a second high temperature CO converter where the CO content is reduced to approximately 6.5 vol% and the temperature is raised to 368°C.

Содержание метанола на выходе из секции реакции сдвига составляет 368 н-м³/ч, позиция 5.The methanol content at the outlet of the shift reaction section is 368 n.m ³ /h, position 5.

Промывка синтез-газа.Flushing synthesis gas.

После секции реакции сдвига осуществляют охлаждение и промывку синтез-газа водой.After the shift reaction section, the synthesis gas is cooled and washed with water.

--

Claims

The methanol content in the synthesis gas, position 6, at the outlet of the synthesis gas washing step is

47.7 η·μ ³ /4 after separation of process condensate and wash water.

Process condensate desorber.

The process condensate and wash water are desorbed using steam, as a result of which the methanol content in the process condensate and wash water is reduced from 320.5 N^m ³ /h, position 11, to 0.7 η·μ ³ /4 in position 13 .

The vapor from the stripper, position 12, leaving the condensate stripper, contains 320 η·μ ³ /4 of methanol, which, in accordance with this example, is completely re-added to the shear section as described above.

CO ₂ removal section.

The CO2 content in the effluent from the shift reaction section is reduced to 20 ppm. All of the methanol in the synthesis gas entering the CO2 removal section leaves this section with the CO2 product stream, position 14.

Flushing section N2.

The first step in this section is the quantitative removal of CO2 and H2O in a molecular sieve dryer. The next step is the N ₂ liquid wash, which removes components other than H2 and N2 to ppm levels. The third step is to adjust the H2/N2 ratio to approximately 3 using nitrogen gas.

Syngas compressor.

The synthesis gas is compressed from 33.7 to 185.8 kg/cm ² g in a centrifugal two-cylinder synthesis gas compressor. Part of the last cylinder forms the recirculation compressor in the synthesis loop.

Inert free circuit: This circuit can be defined as inert when no purge gas system is required.

Small amounts of inert gases entering the make-up synthesis gas loop will accumulate in the loop until the amount of inert gases dissolved in liquid ammonia leaving the bleed tank is equal to the amount entering the loop. Waste gas from the release tank is recycled to the synthesis gas compressor.

The level of inert components recycled depends on the level of inert components dissolved in the liquid ammonia leaving the ammonia separator and the bleed tank.

If necessary, the level of inert gas in the circuit can be lowered by intermediate flushing with a small gas flow.

In this example, the level of inerts in the scrubbing gas leaving the N2 purge step is 17 ppm Ar, the make-up gas is 53 ppm Ar (after adding the vent gas recycle stream) and 0.30% Ar at the input to the converter.

Conclusions.

The example shows that with the method described in the present invention, it is possible to reduce the formation of methanol by-product by 320/(320+48.4)*100=86.9%. In addition, when using the method described in the present invention, the methanol content in the CO ₂ stream, position 14, is less than the methanol content obtained in accordance with known methods that are commonly used at present, in addition, the method described in the present invention, allows, if necessary, to reduce the methanol content to even lower levels.

CLAIM

1. A method for producing synthesis gas for the production of ammonia, including the following steps:

reforming hydrocarbon feedstock in a reforming section to produce synthesis gas containing CH ₄ , CO, CO ₂ , H ₂ and H ₂ O, a synthesis gas shift reaction in a shift reaction section, including one or more successive stages of a shift reaction, supply of process condensate obtained by cooling the synthesis gas effluent from the shift reaction section into a process condensate stripper, in which the dissolved by-products of the shift reaction and dissolved gases are removed from the process condensate using steam to obtain a steam stream, adding at least a portion of the specified steam flow from the process condensate desorber into synthesis gas during the process after the reforming section, before the last stage of the shift, while the steam/carbon ratio at the reforming stage and at the stages of the shift reaction is less than 2.6.

2. The method of claim 1 further comprising washing the synthesis gas leaving the shift reaction section with water and supplying process condensate resulting from said washing to a process condensate desorber.

3. The method of claim 1, wherein the one or more shift reaction steps are one or more high temperature shift steps using a promoter-based catalyst.

-