CN1057627A

CN1057627A - 烃类蒸汽串联转化新工艺

Info

Publication number: CN1057627A
Application number: CN91107266A
Authority: CN
Inventors: 庞玉学; 刘武烈; 张珂; 周仲父
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 1991-08-08
Filing date: 1991-08-08
Publication date: 1992-01-08

Abstract

本发明是一种烃类蒸汽串联转化新工艺，采用换热式转化炉与管外燃烧供热式中间转化炉串联进行烃类蒸汽的转化，有效地利用二段转化气与换热式转化炉内的工艺气进行间接换热，并保留现有的中、低温变换炉，采用必要的热回收设备，具有能耗低、投资省、适用于小型合成氨厂和甲醇厂，尤其适用于 C.C.R(间歇蒸汽转化)合成氨厂改造的特点。与其它方法比，采用本发明生产每吨合成氨可节能1.2～ 17.6×10⁶KJ和/或节省造气系统投资10～30％。

Description

本发明是一种烃类蒸汽串联转化新工艺，属于烃类蒸汽转化制取氢或氢氮气的工艺过程。

由烃类蒸汽转化制取氢或氢氮气的传统工艺有：间歇烃类蒸汽转化工艺（C.C.R工艺），部份氧化工艺和管外燃烧供热转化工艺等，其共同的缺陷是经转化炉转化后的高温工艺气直接去废热锅炉，高位能量未能得到合理地利用。八十年代后期，英国I.C.I公司开发了L.C.A工艺，它与传统的合成氨工艺的区别特征是用二段转化炉的工艺热量供给一段蒸汽转化反应所需的能量。但由于在氨合成过程中要求按化学计量的氢氮化，而从二段转化炉所产生的可利用热量不足以推动一段转化过程。I.C.I公司解决这一问题的方法是将一段炉相当大的一部份转化负荷转移到二段炉，并将其超过化学计量比的过量氮气转移到变压吸附（PSA）系统。此后，苏联采用另一种方法同样达到了这一目的，即用氧或富氧空气也可使较大比例的转化负荷移入二段转化但不破坏合成气的氢氮比，只是需要增设一套空分装置。（《Nitrogen》（179）May/June1989）。另外，美国D.B.Crawford等人采用的方法，是将原料烃分成二股或三股支流进行一段转化。在常用的一段炉外，并联一台换热式反应器进行第二股气的一段转化反应，反应所需热量由二段炉出口气提供。在分成三股支流的情况下，第三股支流去设于一段炉对流段中的转化管内转化，各股支流进行部份转化后再合并进入二段转化，即并联蒸汽转化工艺（US407917）。

本发明在于充分利用合成氨厂的现有设备，并对烃类蒸汽转化法的一段转化过程作进一步改进，以及更有效地回收利用工艺过程中的热量，以达到节约能源，减少投资，简化工艺流程，易于调节控制和尤其适用于C.C.R合成氨厂改造的目的。

本发明是将原料烃和蒸汽预热后进入换热式一段转化炉，在管间由来自二段转化炉的气体进行间接换热，当烃转化到一定程度后，进入管外燃烧式中间转化炉进一步转化，然后进入二段转化炉，即采用换热式一段转化炉与管外燃烧式中间转化炉串联进行烃类蒸汽的一段转化反应。

自一段转化炉管间出口的二段转化气经工艺原料气/转化气换热器将热量传递给工艺原料气后，进入中温变换和低温变换炉，发生一氧化碳变换成氢和二氧化碳的反应，再经冷却后进入后继工序。在中、低温变换炉前均设有转化气和/或变换气废热锅炉等热量回收装置，并副产蒸汽。

本发明的管外燃烧供热式中间转化炉可包括一个辐射段和一个或多个对流段。

附图一为烃类蒸汽串联转化新工艺流程图。

本发明是将原料烃经管线1通至压缩机2经压缩至500～8000KPa后与来自管线3的返氢气（来自后继合成工序的新鲜气）混合，经管线4进入中间转化炉19对流段内的原料烃预热盘管5，预热至250～430℃，最好为400℃左右。气态原料烃经管线6进入加氢脱硫反应器7以除去对后继工序有害的硫，反应器内装有催化剂。经脱硫后的气体由管线8流出并与来自管线9的水蒸汽（压力500～8000KPa）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进入换热式一段转化炉13的转化管14，管内装有催化剂，借助于管间二段炉转化出口气提供的热量，原料烃与水蒸汽发生转化成氢的反应。当反应进行到一定程度后，即出口温度为500～800℃时，经管线15进入中间转化炉19辐射段内的转化管16，管内装有催化剂，管外由来自燃料管线50的燃料（天然气或与驰气的混合气），通过安装于中间转化炉19的顶部或底部或各侧面或梯台上的烧嘴燃烧后放出的热量，以使管内原料气继续转化，当出口温度达到600～850℃，残余甲烷（CH4）含量约为10%（干基）时，气体经管线17进入二段转化炉18，二段炉内装有催化剂。另一股空气经管线20进入压缩机21压缩至500～8000KPa后与来自23的水蒸汽混合，经管线24进入中间转化炉19对流段内的盘管25，预热至200～810℃，最好为500℃左右，经管线26进入二段转化炉18与来自管线17的气体混合，在二段炉内发生氢和氧的燃烧反应及甲烷和水蒸汽的进一步转化反应。当反应进行到一定程度后，即出口温度为800～1100℃时，最好为900～1000℃，二段转化出口气经管线27进入换热式一段转化炉的管间，将高位热量传递给一段转化管内的反应气体，当温度降至500～700℃时，经管线28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29进入转化气废锅30，以副产蒸汽进一步回收转化气中热量，当温度降至180～400℃时经管线31进入中温变换炉32，中温变换炉内装有催化剂，在炉内一氧化碳与水蒸汽发生变换成氢和二氧化碳的反应，当一氧化碳含量为1～5%（干基）时，经管线33进入变换气废锅34，以副产蒸汽回收变换气中的废热，所产蒸汽与转化气废锅30所产的蒸汽一道经汽包48分离后进入管线49。当变换气的温度降至180～380℃时经管线35进入锅炉给水预热器36，进一步回收热量，再经管线37进入低温变换炉38，低温变换炉内装有催化剂，在炉内一氧化碳与水蒸汽进一步发生变换成氢和二氧化碳的反应，当变换到一定程度后，即出口残余一氧化碳含量降至0.1～1%（干基）时，经管线39进入锅炉给水预热器40以回收变换气中的废热后经管线41进入水冷器42，经冷却至40℃左右，经管线43进入后继工序。

在中间转化炉19的对流段内还设有一组废热锅炉盘管46，来自管线45的锅炉给水进入废锅46，经回收烟气中的热量后由管线47进入汽包，经汽包分离后由管线44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基于小型合成氨厂的具体情况而提出来的，它具有下述特点。

1.能耗低

本发明优于外热式蒸汽转化工艺，利用二段转化气的高位热能来加热一段转化气，不仅避免了因副产蒸汽过多不能充分利用的缺陷（一般单一产品的工厂难以找到蒸汽出路），而且减少了一段炉烟气排放量和热损失。

本发明也优于换热式富氧蒸汽转化工艺和部分氧化工艺，不需要耗纯氧（或富氧），从而节省了制氧装置所消耗的电力，（VPSA制氧装置及其氧加压电耗约为0.7KWh/Nm³02）。此外，本发明的中间转化炉能将合成系统的全部弛放气与天然气混烧，从而合成氨系统无弛放气输出。而换热式富氧蒸汽转化工艺和部分氧化工艺的加热炉由于其热负荷小，弛放气热值低，而被加热物料温度较高，则只能将部分弛放气与天然气混烧（约50%弛放气），其余的弛放气需由气柜贮存送出合成氨系统外加以利用。因此，若用本发明改造C.C.R小厂，则合成氨装置无论气耗（原料天然气+燃料天然气）和电耗都是最低的，其综合能耗也是最低的。

2.投资省

如用本发明改造C.C.R合成氨厂时，选择的转化压力可与工厂原有中，低温变换炉相匹配，以利用工厂现有的中、低温变换炉及后继工序的设备，从而可降低投资约100万元。

本发明的换热式一段转化炉加上一台加热炉，其投资约125万元，而外热式蒸汽转化工艺的一段转化炉投资一般为250万元，且转化气废锅的换热管一般为18/8不锈钢，其投资也大于本发明的转化气废锅。两者其它部分的投资基相当，故本发明可节省投资约100万元。

与换热式富氧蒸汽转化工艺和部分氧化工艺相比，由于本发明由于不需要昂贵的空分装置，故可节省投资约150万元。

本发明与并联转化工艺比，由于并联转化工艺的一段炉转化管的长度比前者的中间转化炉转化管为长，且热膨胀效应大，炉子结构较复杂，其投资高10～30%。

3.风险小

本发明的中间转化炉与二段炉的组合即为外热式蒸汽转化工艺的流程，换言之，即使换热式一段转化炉出故障，该工艺过程也能维持生产。本发明还克服了外热式蒸汽转化工艺过程中转化气废锅容易烧坏的弊病。

换热式富氧蒸汽转化和部分氧化工艺都采用VPSA制氧装置，而该装置目前尚无相当规模的工业化运转装置的经验，故其风险较大。虽可用传统的深冷空分代替VPSA空分，但将大大增加投资和电耗，而本发明不存在这一风险。

特别是换热式富氧蒸汽转化工艺的二段转化炉不同于常规的二段炉，由于加入富氧，二段炉的温度增加到1500℃以上，在此温度下尚无混合器和催化剂能适应的例子，从一般的工程经验知道，在此高温下二段炉难以操作。虽可在二段炉的空气中配入蒸汽以降低温度，但蒸汽的加入量约为总工艺蒸汽量的40%才能将此温度降到常规二段炉的操作状态，这样将大大增加系统的蒸汽耗量，即增加天然气耗量。而本发明的二段炉为常规的二段炉，基本无风险。

4.设备制造、安装难度小

外热式蒸汽转化工艺的一段炉所需材料的规格品种繁多，施工难度大，施工周期长，尤其是现场工作量大，其转化管必须用离心浇铸管。而本发明的换热式一段转化炉制造简单，安装方便，占地少，小厂改造不需另外征地，转化管可用轧制管。本发明的中间转化炉不同于传统的一段炉，它不需要很长的转化管，且可用大、中型厂更换下来的旧管代替。

换热式富氧蒸汽转化工艺和部分氧化工艺的空分装置调节控制系统复杂，易损坏，制造难度大以及分子筛易破碎粉化，且施工安装工程量较大，而本发明不需要空分装置。

5.投资效益好

本发明的投资回收期约2.01年（包括建设期），这是外热式蒸汽转化工艺，换热式富氧蒸汽转化工艺和部分氧化工艺都难以达到的指标。

综上所述，本发明是一项适合于小型合成氨厂推广应用的工艺技术，特别是用于C.C.R合成氨厂造气系统的改造尤为合理。采用本发明生产每吨合成氨可节能1.2～17.6×10⁶KJ，并可节省造气系统投资10～30%。

本发明也可用于合成甲醇生产及造气系统的改造。

实施例

60kmol/h，压力为1100KPa的天然气进入管线4并在中间转化炉19对流段内预热至410℃，然后由管线6进入加氢脱硫反应器7，脱硫后气体由管线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，经营线10进入转化气/工艺原料气换热器11，经加热至500℃后由管线12进入换热式一段转化炉13，出转化炉13的气体温度为680℃，CH4含量降至30%（干基），经管线15进入中间转化炉19辐射段的转化管16内，管外由管线50提供的燃料天然气和弛放气（约为30kmol/h）燃烧供热，出转化管16的气体温度为760℃，CH4含量10%（干基），经管线17进入二段转化炉18。另一股来自管线20的空气100Kmol/h，经空压机压缩至1.05MPa后配入少量蒸汽，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通入换热式一段转化炉13，以提供转化管14中烃进行转化反应所需要的热量。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℃，然后进入中温变换炉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），中变气进入变换气废锅34以回收热量，然后经锅炉给水预热器36进一步冷却至190℃ 时进入低温变换炉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含量降到0.3%（干基）后依次经锅炉给水预热器和水冷却至40℃，进入后继的碳化工序。

Claims

1、一种烃类蒸汽串联转化新工艺，其特征在于换热式一段转化炉内的气体与来自二段转化炉的气体进行间接换热，并与管外燃烧供热式中间转化炉串联进行烃类蒸汽的一段转化反应，自换热式一段转化炉管间出口的二段转化气经工艺原料气/转化气换热器将热量传递给工艺原料气后，进入中温变换炉和低温变换炉，发生一氧化碳和水变换成氢和二氧化碳的反应，冷却进入后继工序，中、低温变换炉前后均设有热量回收装置。

2、根据权利要求1所述的工艺，其特征在于进入换热式一段转化炉管内原料气的压力为500～8000KPa，温度为400～600℃，出口温度为500～800℃，管外燃烧供热式中间转化炉气体出口温度为600～850℃，二段转化炉气体出口温度为800～1100℃，换热式一段转化炉管外气体出口温度控制在500～700℃。