Claims (3)
0 пара в случае использовани его в качестве рабочего тела. с собой значительное количество теплс аой энергии. К тому же в этих способах отмечаетс относительно низка интенсивность процессов конверсии углеводородов в трубчатых и шахтных конверторах с неподвижным слоем катализатора, а также значительное сопротивление в зоне двуступенчатой конверсии , вынуждающее повышать давление пара и природного газа на входе в систему на 7-8 атм, что св зано с дополнительными энергетическими расходами. Применение неподвижного сло катализатора в зоне конверсии и в зоне каталитического синтеза аммиака приводит к сни жению температурного уровн рекуперируемого тепла химического процесса ввиду низкого значени коэффициентов теплоотдачи через охлаждающие поверхности от наrfieToro газа к хладагенту. Цель изобретени - снизить энергетические расходы на технологический процесс производства аммиака и увеличить степень рекуперации тепла химических процессов и остаточного тепла дымовых газов. Дл этого высокопотенциальное тепло дымовых газов после выхода из зоны обогрева реактора конверсии углеводородов пер вой ступени используют дл промежуточного перегрева тех же газов между ступен ми газотурбинного агрегата, дл которого эти газы вл к тс рабочим теплом. Кроме того, Е1изкопотенциальное тепло дымовых газов после выхода из конвективной зоны конверсии углеводородов первой ступени используют дл предварительного подогрева питательной воды паровых котлов с применением пенного режима в зоне теплообмена. Абсорбцию двуокиси углерода осуществл тот низкотемпературным поглотителем типа метилпирролидона и (или) пропиленкар боната. Согласно описываемому способу дымовы газы, выход щие из зоны обогрева реактор конверсии углеводорода первой ступени, охлаждают в конвективной секции до 750-12ОО° в зависимости от конструкции турбины, использу их энергетический потенциал в пер вой турбине, вторично перегревают и подают в качестве рабочего тепла во вторую турбину, после чего остаточное тепло рекуперируют дл подогрева реакционных компонен Т00 и конденсата, выбрас,1ва в атмосферу На стади х паровой конверсии углеводородов первой ступени, паровоздушной конерсии углеводородов второй ступени и синеза аммиака применен кип щий слой катализатора . Дл рекуперации избыточного тепла технологического процесса введен цикл производства технологического пара под давлением 10Q-140 атм. Пар получают в котлах-утилизаторах, установленных на потоке технологического газа, охлажда его до 340°С. Энергию пара используют дл компримировани синтеза газа перед циркул ционной системой синтеза аммиака. Остаточное тепло технологического газа рекуперируют дл подогрева азотноводрродной смеси, направл емой на тонкую очистку кислородсодержащих соединений, затем дл использовани в системе абсорбционно-холодильных установок, охлаждающих пропиленкарбонатный абсорбент двуокиси углерода, и дл выделени аммиака после колонны синтеза аммиака. После образовани аммиака 1ОО-140атмосферный пар вывод т из колонны синтеза и объедин ют с паром, полученным при паровоздушной конверсии метана и среонетемпературной конверсии СО. На чертеже дана технологическа схема осуществлени описываемого способа. Природный газ в количестве 38315 им /час смещивают с водородом и метаном, которые выдел ют из продувочных газов синтеза аммиака, в смесителе 1 и подают в компрессор 2, вход щий в состав гааогу бинной установки. Сжатую газовую смесь подогревают в теплообменнике 3 за счет тепла дымовых газов до 400°С и подают в аппарат 4, где происходит конверси сернистых соединений и их поглошенве на катализаторе окись цинка-кобальт. Очищенный газ смешивают с вод ным паром в количестве 153000 нм /час в смесителе 5 и возвращают в теплообменник 3 дл дополнительного нагоева по SOoV. после чй. полнительного нагрева до 600 С, после чего полученную смесь направл ют в аппарат 6 дл паровой конверсии метана, в зону 7 кип щего сло . Дл обеспечени теплом эндотермической реакции конверсии в топочное пространство аппарата 6 компрессором 2 подают дл сжигани 20ООО нм /час природного газа. Дымовые газы вывод т из аппарата 6 и „од g газовую турбину 8, вход щую в остав газотурбинного агрегата, где охлажбинного агрегата. Между турбинами 8 и 9 установлен пусковой подогреватель Ю газо Отработанные дымовые газы направл ют в теплообменник 3 дл передачи тепла последовательно парогазовой смеси, свежему природному газу, воздуху, паровому конденсату , после этого дл использовани низкой опте нциальног о тепла в интервале температур 4О-100 С - в теплообменник 11, где применен пенный режим дл теплоносител , повышающий коэффициент теплопередачи . Технологический газ из аппарата 6 направл ют в конвертор 12 ступени в количестве 258396 нм /час парогазовой смеси. Атмосферный воздух, засасьюаемый через воздухозабор, сжимают компрессором 13 и направл ют в конвертор 12 в количестве 570ОО с примесью пара 8000 . Из конвертора 12 подают парогазовую смесь в количестве 326647 нм /час с температурой 990°С,котора отдает свое теплс в интервале температур с до 39О С в паровом котле 14, в котором рекуперируетс 76,110 ккал/ча тепла. Охлажденную газовую смесь соедин ют с 19ООО нм / час пара и подают в аппарат 15 первой ступени кснверсии.окиси углерода. Газ на выходе из первой, ступени конверсии окиси углерода имеет темп&ратуру 440°С, котора снижаетс до 34О-С рекупериру 12, ккал/час тепла в кот лах 16. В котлах 16 вырабатывают насыщенный до 1ОО атм пар, газы при , охлаждают до 340°С и направл ют в аппарат 17 второй ступени конверсии окиси угле.р.ода. Конвертированный газ в количестве, 224062 нм /час отдает свое тепло с 220 до 160С в теплообменнике 18, подогрева конденсат и далее до 90 °С, подогрева в аппарате 19 теплоноситель , циркулирующий через абсорбциониуюаммиачно-холодильнуюустановку20 .Далее конвертированный газ охлаждают до 40 С в холодильнике 21 и подают в нижнюю част абсорбера .22 дл абсорбции двуокиси угле рода пропилен-карбонатным раствором. Пропилен-карбонатный раствор в количестве 1200 м /час подают в верхнюю часть абсорбера с температурой 5°С и вывод т из нижней части абсорбера с температурой 45 °С. Раствор десорбирует углекислоту в аппарате 23, куда его подают через агрегат 24 мотор-насос-турбина. Затем его направл ют в холодильник 25, где охлаждают холодильным раствором из установки 20, куда раст вор поступает с температурой и возвращавтс с температурой мшгус , снижа содержание тепла на 5400 ккал/час. Очищенный газ нагревают в когле 16 до и подают в аппарат 26, где происходит метанирование кислородсодержащих соединений. Газ с температурой 322 °С на выходе охлаждают в теплообменнике 27, где он JОтдава тепло очищенному газу, идущему на меташфоваиие, идет в холодильник 28 и затем с температурой в сепаратор 29 дл сепарации выделившейс влаги. Охлажденный, очищенный синтез-газ поступает на всас первой ступени компрессора 30, работающего с охлаждеЕшем между ступен ми посредством рассола, получаемого с абсорбцио1И1Ой xoaoan.nijii;.ii .vc,--iновки 20. Промежуточное охлаждение пропз.ил ,йт в холодильниках 31 i 32. Послодшш ступень компрессора 30 объсдиаека с niipKy- ЛЯЦИОН1ТЫМ насосам. СжатГ.й цг1ркулирук щий газ при давпенни 150 атм чо|.-ез холодильник 33, сопар. 31 aMivJu.jjv.i, теплообменники 35 и 36 ПОДУЮТ л колонну 37 синтеза aMN iiaKii с темиерату кл 15О°С в количество ЮООООО . В колонне синтеза благодар впугреиие- му теплообмену температура гааа поднимаетс до н выдел етс топло, которое OTBOflsTT в виде вод талю i.apa в количестве 62,5 т/час под давло1П1е:л ЮОатм. Циркулирующий газ вывод т из колопиы синтеза аммиака при , ciiu.i;a.tor ого температуру до в теплоиО)1у1енниках 38,36, затем подак т в тепли:)бмс-мники 39, 35, где охлажданп- до . В сепараторе 4О циркулирующим газом, поступающим с температурой 37С, и-тдил.мот часть аммиака, которую направл ют на дросселирование, а газ охлаждакп в теплообменнике 41 до 23С н Боавращают на всас четвертой ступени KOMupecco ja дл рециркул ции. Часть газа в колимоо ,-,0, л, 3/ « огдел ют в сеиараторе 42 от сконденсировавшегос: аммиака и отвод т в систему разделени продувочных газов. Сконденсировавшийс в сепараторе 42 аммиак дросселируют и подают в сборник 43, работающий под давлением 16 атм, туда же после дросселировани направл ют аммиак из сепараторов 40 и 34. Из сборника 43 аммиачный газ подают в аппарат 44, откуда отвод т 6 т/час газообразного аммиака. Остальной аммиак сжимают компрессором 45 и выдел ю-т в виде жидкого продукта. Компрессор 30 синтез-газа установлен на одгюм валу с паровыми турбинами 46 н 47, из котогых перва работвет с противодавлением до 37 атм, а втора - конденсационна . Пар н конденсат отвод т через кондеасационный сосуд 48. Конденсат собнрают дл деаэрации в сборнике 40, отеуда через насос 50 подают дл получени пара. Пар выссжого давлени , образующийс в аппаратах 14,16 и 37 поступает на перегрев в аппарат 6, Компрессор 2 дл сжати метана и компрессор 13 дл сжати воздуха расположены на одном валу с газовыми турбинами 8 и 9, а тшже с генератором 51, производ щим 9лектроэнергию за счет избыточного количества энергии перегретых дымовых газе. Мэжду турбинами В и 9 установлен подогреватель 10 газов, который работает в пус совой период или при нарушении режи ма в перегревателе аппарата 6, Продувочный газ из цикла синтеза аммиака после сепаратора 42 подают в теп- лообыешгик 52, где он гагревпетс , охлажда поток газов, не содержащих водород, затем - в теплообменник 53 дл теплоо&мена с метаном и, наконец, направл ют в мембранную камеру 54, где он раздел етс на два потока. Водород проникает через мембрану, возвращаетс в тройной тьплоо MeiiHhK 52, проходит через вод ной холодил ник 55 и трубопровод в смеснте/ш 1, где он смешиваетс со сважим природным газо дл сероочистки в аппарате 4 катшштнчео кого гидрировани . Оставша с с наружной стороны мембра камеры 54 смесь газов проходит внутреннюю секцию теплообмчшшка 52, вод ной холодн71ьник 56, сепаратен 57 и попадает в блок 58 гЛубокого охлаждени , где раздел етс на азотОсодержащий газ, сбрасыаемый в атмосферу, аргон, выдел емый в иде продукта, и метан, ваорввлиммыв через холодильник 56 в смеситель вмест одородом. Формула изобретвввв 1. Способ производства аммиака вэ аэото°водородной смесв прн высоком давлеввв в температуре, включаюшнй стаднв сероочно ЕЙ, конверсии углеводородов первой и второй ступени, конверсии мкиса углероаа, выдвленв углекислоты абсорбцией, свЕгтеза аммвака а также линии рекуперапви тешш дымовых газов и получени пара выссжого давлени , отличающийс тем, что, с целью более полной рекуперации тепла дымсжых газсж, высокопоте1щиапьное тепло этих газов после выхода из зоны обогрева реактора конверсии углеводородов цервой ступени нспользуют дл промежуточного перегрева тех же газов между ступен ми газотурбинного агрегата, дл которого ат газы вл ютс рабочим теплом. 0 pair when used as a working fluid. with a significant amount of heat energy. In addition, these methods show relatively low intensity of hydrocarbon conversion processes in tubular and shaft converters with a fixed catalyst bed, as well as considerable resistance in the two-stage conversion zone, forcing the increase in vapor and natural gas pressure at the system inlet by 7-8 atm, which associated with additional energy costs. The use of a fixed catalyst bed in the conversion zone and in the zone of catalytic synthesis of ammonia leads to a decrease in the temperature level of the recovered heat of the chemical process due to the low value of the heat transfer coefficients through the cooling surfaces from the gas to the refrigerant. The purpose of the invention is to reduce the energy costs of the ammonia production process and to increase the degree of heat recovery of chemical processes and residual heat of flue gases. For this, the high-potential heat of flue gases after leaving the heating zone of the first-stage hydrocarbon conversion reactor is used for intermediate superheating of the same gases between the steps of the gas turbine unit, for which these gases are the working heat. In addition, E1functional heat of flue gases after leaving the convection zone of the conversion of hydrocarbons of the first stage is used to preheat the feedwater of steam boilers using the foam mode in the heat exchange zone. The absorption of carbon dioxide is carried out by a low-temperature absorber such as methyl pyrrolidone and (or) propylene carbonate. According to the described method, flue gases leaving the heating zone of the first stage hydrocarbon conversion reactor are cooled in the convection section to 750–12OO °, depending on the turbine design, using their energy potential in the first turbine, reheat for the second time and served as working heat during the second turbine, after which the residual heat is recovered to preheat the reaction components T00 and condensate, emit 1ba into the atmosphere. At the stages of steam reforming of first stage hydrocarbons, steam-air conversion of carbohydrates a second stage of labor and ammonia syneses, a fluidized bed of catalyst was used. To recover the excess heat of the technological process, the production cycle of steam under pressure of 10Q-140 atm was introduced. Steam is produced in waste heat boilers installed on the process gas stream, cooling it to 340 ° C. Steam energy is used to compress the synthesis gas before the ammonia synthesis circulation system. The residual heat of the process gas is recovered to preheat the nitrogen-hydrogen mixture, which is sent to the fine purification of oxygen-containing compounds, then for use in the absorption cooling system that cools the propylene carbonate carbon dioxide absorbent, and to release ammonia after the ammonia synthesis column. After the formation of ammonia, 1OO-140, atmospheric steam is removed from the synthesis column and combined with the steam obtained by vapor-air conversion of methane and thermal temperature conversion of CO. The drawing is a flow chart of the method described. Natural gas in the amount of 38315 im / h is shifted with hydrogen and methane, which are separated from the ammonia synthesis purge gases, in mixer 1 and fed to compressor 2, which is part of a bin of a bin installation. Compressed gas mixture is heated in the heat exchanger 3 due to the heat of flue gases up to 400 ° C and fed to the apparatus 4, where the sulfur compounds are converted and absorbed on the catalyst zinc oxide-cobalt. The purified gas is mixed with water vapor in the amount of 153000 nm / hour in mixer 5 and returned to heat exchanger 3 for additional nanoev in SOoV. after chi heating to 600 ° C, after which the resulting mixture is sent to the apparatus 6 for steam reforming of methane, to the zone 7 of the fluidized bed. To provide heat for the endothermic conversion reaction to the combustion chamber of apparatus 6, compressor 2 is supplied to incinerate 20 OOnm / hour of natural gas. Flue gases are removed from apparatus 6 and one gas turbine 8, which enters the gas turbine unit, where the cooling turbine unit is. Between the turbines 8 and 9, a Yu gas start-up heater is installed. Exhaust flue gases are sent to the heat exchanger 3 to transfer heat to the gas-vapor mixture, fresh natural gas, air, steam condensate successively, then to use a low optical heat in the temperature range of 4-10 C - in the heat exchanger 11, where the foam mode for the heat carrier is applied, which increases the heat transfer coefficient. The process gas from apparatus 6 is sent to the 12-stage converter in the amount of 258396 nm / hour of the vapor-gas mixture. Atmospheric air, sucked in through the air intake, is compressed by compressor 13 and sent to converter 12 in an amount of 570OO with an admixture of 8000 steam. From the converter 12 a vapor-gas mixture in the amount of 326,647 nm / hour with a temperature of 990 ° C is fed, which gives off its heat in the temperature range from up to 39 ° C in the steam boiler 14, in which 76.110 kcal / hour of heat is recovered. The cooled gas mixture is combined with 19OOO nm / hour of steam and fed to the apparatus 15 of the first step of conversion of carbon monoxide. The gas at the exit from the first, carbon monoxide conversion stage has a temp & 440 ° C, which is reduced to 34 ° C by the heat exchanger 12, kcal / hour of heat in boilers 16. In boilers 16, steam is saturated to 1OO atm, gases are cooled, to 340 ° C and sent to the apparatus 17 of the second stage of the conversion of carbon monoxide oxide. Converted gas in an amount of 224062 nm / hour gives off its heat from 220 to 160C in heat exchanger 18, heating condensate and further to 90 ° C, heating in apparatus 19 heat carrier circulating through an absorption refrigeration unit 20. Next, the converted gas is cooled to 40 ° C in a refrigerator 21 and fed to the lower part of the absorber .22 for the absorption of carbon dioxide propylene-carbonate solution. A propylene-carbonate solution in the amount of 1200 m / h is fed to the upper part of the absorber with a temperature of 5 ° C and removed from the lower part of the absorber with a temperature of 45 ° C. The solution desorbs carbon dioxide in the apparatus 23, where it is fed through the motor-pump-turbine unit 24. It is then sent to a cooler 25, where it is cooled with a cooling solution from unit 20, where the solution enters at a temperature and returns with a temperature of the grinder, reducing the heat content by 5,400 kcal / hour. The purified gas is heated in section 16 before and fed to apparatus 26, where methanation of oxygen-containing compounds takes place. The gas with a temperature of 322 ° C at the outlet is cooled in a heat exchanger 27, where it is heat recovered by the purified gas going to the metashflow, goes to the refrigerator 28 and then with the temperature to the separator 29 to separate the separated moisture. The cooled, purified synthesis gas enters the inlet of the first stage of the compressor 30, which works with cooling between the stages by means of brine obtained from the absorption 11R1 xoaoan.nijii; .ii .vc, - innovations 20. Intermediate cooling of props.il, it in refrigerators 31 i 32. Post-compressor stage 30 obsdiaek with niipKy-LYATSION1TIM pumps. A compressed gas frcrill gas at a pressure of 150 atm Cho |.-Without refrigerator 33, sopar. 31 aMivJu.jjv.i, heat exchangers 35 and 36 SIEUT l column 37 synthesis of aMN iiaKii with teraratu CL 15O ° C in the number of AOOOOOO. In the synthesis column, due to the heat transfer, the temperature of the gaa rises up to n and the fuel is released, which OTBOflsTT in the form of i.apa water in the amount of 62.5 t / h under pressure of 1Pl: l of OOatm. The circulating gas is removed from the colony of ammonia synthesis at ciiu.i; a.toro temperature up to in heat and oxygen) 38.36, then heated in:) bsms 39, 35, where it is cooled. In separator 4O, the circulating gas entering at 37 ° C is a part of ammonia that is throttled, and the gas is cooled in a heat exchanger 41 to 23 ° C. It is rotated at the inlet of the fourth stage KOMupecco ja for recirculation. A portion of the gas in the colimo, -, 0, l, 3 / "is enclosed in the sewer 42 from condensed ammonia and removed to the separation system of the purge gases. The ammonia condensed in the separator 42 is throttled and fed into a collector 43 operating under a pressure of 16 atm, and ammonia from separators 40 and 34 is directed to the apparatus 44 from the collector 43 where ammonia gas is removed to 6 tons / hour. . The remaining ammonia is compressed by the compressor 45 and excreted by the liquid in the form of a liquid. Compressor 30 synthesis gas is installed on the shaft with steam turbines 46 and 47, of which the first works with a back pressure of up to 37 atm, and the second is condensing. The steam and condensate are discharged through a condi- tion vessel 48. The condensate is collected for de-aeration in collector 40, and waste water is pumped through pump 50 to produce steam. High-pressure steam generated in the apparatus 14, 16 and 37 is supplied to the superheat in apparatus 6, Compressor 2 for compressing methane and compressor 13 for compressing air are located on the same shaft with gas turbines 8 and 9, and also with generator 51 producing 9 due to the excess amount of energy overheated flue gas. A turbine B and 9 are installed between the gas turbine 10, which operates during the start-up period or when the mode is violated in the superheater of apparatus 6. The purge gas from the ammonia synthesis cycle after separator 42 is fed to heat-reducing gas 52, where it is heated. hydrogen free, then to heat exchanger 53 for heat & ny with methane, and finally sent to membrane chamber 54 where it is divided into two streams. Hydrogen permeates through the membrane, returns to the MeiiHhK 52 triple teplo, passes through the water chiller 55 and the pipeline in the mixer / bar 1, where it is mixed with natural gas for desulfurization in apparatus 4 of hydrogenation. The gas mixture left on the outside of chamber 54 passes through the inner section of heat sink 52, water cool 56, separates 57 and enters the 58 g block of the split cooling, where it is divided into nitrogen. The gas containing the atmosphere is discharged into the atmosphere, argon released into the product, and methane, being blown through refrigerator 56 into the mixer along with hydrogen. The formula of the invention is 1. A method of producing ammonia and aeto ° hydrogen mixture at high pressure in temperature, including herd by sulfurous hydrogen, conversion of first and second stage hydrocarbons, conversion of carbon monoxide, carbon dioxide absorption by absorption, ammvic discharge and recuperative heat systems; high pressure, characterized in that, in order to more fully recover the heat of the flue gas, the high heat of these gases, after leaving the heating zone of the hydrocarbon conversion reactor, tim nspolzuyut for intermediate superheating of the same gases between the stages of the gas turbine unit for which the atomic gases are working heat.
2. Способ . 1, отличаюшвй тем, что низкопотенциальное тепло дымовых газов после выхода из конвективной зоны KoimepcHH углеводородов первой ступени используют дл предварительного попогрева питательной воды паровых котлси ) с применением пенного режима в зове теплообмена. 2. The way. 1, distinguished by the fact that the low-grade heat of flue gases after leaving the first-stage hydrocarbons of KoimepcHH from the convective zone is used to preheat the feed water of steam boilers using the foam mode in the heat exchange call.
3. Способ по п. 1, отличающийс тем, что абсорбцию двуокиси углерода осуишствл ют низкотемпературным поглотителем типа метилпвррол дова в (влш) пропиленкарбоната.3. A method according to claim 1, characterized in that the absorption of carbon dioxide is carried out by a low-temperature scavenger such as methyl peroxide in (vW) propylene carbonate.