專利名稱：一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法及裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法及裝置。
背景技術(shù)：
合成氨工藝主要包括氣化(轉(zhuǎn)化)、變換、凈化、氨合成四個過程，目前世界各大合成氨裝置的生產(chǎn)工藝均是組合工藝，即各單元采用不同工藝，經(jīng)過優(yōu)化、合理的組合構(gòu)成合成氨的生產(chǎn)工藝。傳統(tǒng)的合成氨工藝中一般都是采用兩段加壓蒸汽轉(zhuǎn)化流程，目前的低能耗大型合成氨蒸汽工藝主要有Kellogg的MEAP工藝、Topsoe工藝、Braun的深冷凈化工藝和 Uhde-ICI-AMV 工藝。蒸汽轉(zhuǎn)化法與部分氧化法相比，具有從水中獲得氫氣的優(yōu)勢，生成的有效氣體要比傳統(tǒng)的部分氧化法多1. 45%，最新的天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化法工藝制合成氨，在能量消耗角度上仍有明顯優(yōu)勢。但天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化需要燃?xì)庠趽Q熱管外加熱提供需要的反應(yīng)熱，這就存在燃燒尾氣排放帶來的環(huán)境污染和熱量損失；由于高的加熱溫度對爐管的材質(zhì)要求較高， 在設(shè)備上的一次性投資較大；且燒嘴燃燒系統(tǒng)的調(diào)節(jié)操作較為復(fù)雜。天然氣的非催化部分氧化工藝的設(shè)備相對簡單，沒有催化劑，投資低；而且操作方便，易于控制；熱量交換直接在反應(yīng)物料間完成，不需要外界供熱，因此沒有廢氣和廢熱的排放；而且反應(yīng)后干氣中二氧化碳的生成量比蒸汽轉(zhuǎn)化法少40%。由于氣化爐出口溫度高，目前采用的激冷工藝造成的熱量損失較大，能耗高；但如果不采用激冷工藝，直接回收高品位熱量，對設(shè)備材質(zhì)的要求高；同時部分氧化工藝需要裝置配套空分單元。目前先進(jìn)的二段蒸汽轉(zhuǎn)化工藝是與深冷凈化配套使用的，在二段爐里加入過量 50%的空氣。空氣中多余50%的氮跟隨工藝氣通過變換和脫碳，造成了氣相負(fù)荷的浪費。 另外空氣中的氬進(jìn)入工藝氣后只有50%在深冷凈化中脫除，剩余的部分進(jìn)入合成回路，造成合成回路有弛放氣排放，從而形成了氫的損失。通過目前開發(fā)出的各種換熱式蒸汽轉(zhuǎn)化工藝的對比，可以看出以上工藝都是基于兩段蒸汽轉(zhuǎn)化基礎(chǔ)上，利用的都是自熱式二段蒸汽轉(zhuǎn)化的反應(yīng)熱。雖然減少了一段蒸汽轉(zhuǎn)化爐的加熱燃料氣，但由于熱負(fù)荷不足，裝置仍然需要增加一個前置直熱式加熱爐提供原料氣、空氣預(yù)熱的熱量，或者仍存在外熱式常規(guī)一段蒸汽轉(zhuǎn)化爐，裝置仍然存在煙氣的排放和熱量損失。一段蒸汽轉(zhuǎn)化爐設(shè)備龐大，轉(zhuǎn)化爐管為高溫合金材料，一次投資昂貴。一段轉(zhuǎn)化爐為間接加熱爐，加熱燃燒產(chǎn)生的廢氣有熱量損失，并且對環(huán)境造成污染。蒸汽轉(zhuǎn)化法能夠從水中獲得工藝需要的氫，但是需要外界提供轉(zhuǎn)化反應(yīng)所需要的熱量；部分氧化工藝的設(shè)備簡單、投資低，而且氣化爐出口工藝氣具有較高的溫度。將這兩種工藝的優(yōu)點結(jié)合起來，形成的工藝應(yīng)具有流程簡單、流程短、催化劑使用量少、能量利用合理、熱效率高、操作簡單、消耗低、國產(chǎn)化力度大、設(shè)備臺數(shù)少、一次性投資低等優(yōu)點。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是提供一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法及裝置，將蒸汽轉(zhuǎn)化法與部分氧化法結(jié)合起來，實現(xiàn)能量的合理配置和低的原料消耗，即在部分氧化爐后配置蒸汽轉(zhuǎn)化工藝，使部分氧化后的高溫工藝氣替代燃料氣為蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)提供需要的熱量。這樣既充分利用了高溫位的熱量，又避免了常規(guī)蒸汽轉(zhuǎn)換工藝的煙氣排放帶走的熱量損失和環(huán)境污染。在原料分配上，70 80%的天然氣進(jìn)入兩臺氣化爐，其余20 30%送入換熱式蒸汽轉(zhuǎn)化爐。本發(fā)明所述的一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法是經(jīng)兩段壓縮后壓力為6. 52MPa(G)， 溫度為135.7°C、總硫10mg/l的天然氣，其中質(zhì)量70 80%與來自空分的氧氣分別通過噴嘴進(jìn)入兩臺氣化爐，在氣化爐的反應(yīng)室進(jìn)行部分氧化反應(yīng)，以氧/天然氣比來控制氣化爐內(nèi)的溫度1100 1200°C，生成以H2、C0、C02為原料的粗合成氣和少量的甲烷；其余質(zhì)量 20 30%天然氣進(jìn)入換熱式蒸汽轉(zhuǎn)化爐；從氣化爐反應(yīng)室出來的1050 1150°C的粗合成氣和少量的甲烷直接進(jìn)入后續(xù)的換熱式轉(zhuǎn)化爐，與換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的800 900°C的20 30%的轉(zhuǎn)化工藝氣混合，混合后1000 1050°C的高溫氣體作為換熱式轉(zhuǎn)化爐蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)的加熱熱源；利用該溫度把蒸汽轉(zhuǎn)化的原料氣加熱至540 560°C，送入到換熱式轉(zhuǎn)化爐的轉(zhuǎn)化管中進(jìn)行反應(yīng)，轉(zhuǎn)化管出口的工藝氣溫度為850 880°C ；換熱式轉(zhuǎn)化爐中，轉(zhuǎn)化管外部加熱介質(zhì)為換熱式轉(zhuǎn)化爐和氣化爐中出來的混合氣，加熱溫度穩(wěn)定，且爐管內(nèi)外的壓差小，爐管可以采用不太昂貴的合金作為管材，轉(zhuǎn)化壓力的提高，使得龐大的方箱爐可以被較小的圓筒形換熱轉(zhuǎn)化爐所代替，這樣材料的用量將會減少，同時占地小、投資省，節(jié)約了高溫合金管道，熱損失減小，沒有燒嘴燃燒加熱的煙氣排放和引風(fēng)機動力設(shè)備。經(jīng)兩段壓縮后壓力為6. 52MPa(G)，溫度為135. 7V、總硫10mg/l的質(zhì)量為20 30%的天然氣經(jīng)脫硫后與中壓蒸汽混合，控制水碳質(zhì)比為3 1，混合氣被氣化爐和換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的混合氣預(yù)熱到540 560°C后，進(jìn)入換熱式轉(zhuǎn)化爐內(nèi)，天然氣與中壓水蒸汽在裝有鎳催化劑的轉(zhuǎn)化管內(nèi)發(fā)生轉(zhuǎn)化反應(yīng)，生成氫和碳的氧化物；出換熱式轉(zhuǎn)化爐的氣體壓力為6. 3MP(G)，溫度約860°C，含甲烷約7. 75% (mol% )；來自氣化爐和換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的工藝氣經(jīng)過換熱后仍然為M7. 8°C的高溫干氣，送入變換系統(tǒng)，配入蒸汽，以滿足變換反應(yīng)需要的汽氣比，將該氣體送入水洗飽和塔中，用來自變換系統(tǒng)的冷凝液對該氣體進(jìn)行飽和，以增加氣體中的水含量從而降低工藝蒸汽的加入量，通過飽和塔飽和的水蒸汽量可以滿足變換所需工藝蒸汽量的75%，這樣既利用了工藝氣的熱量，又免去了處理變換冷凝液耗用的蒸汽量。把常規(guī)的工藝?yán)淠号欧?、處理分部進(jìn)行，改進(jìn)為循環(huán)回收利用。從而節(jié)約了大量的能耗。這樣在飽和塔出口的氣體中就僅需要加入工藝蒸汽9. 73噸就可以滿足變換的需要。經(jīng)過水洗飽和塔增濕的6. 4MPa, 220. 5°C的換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的混合氣體，補入需要的蒸汽量，用變換系統(tǒng)出口氣加熱到320°C，進(jìn)入到變換系統(tǒng)，在催化劑作用下，CO部分轉(zhuǎn)化為CO2,放出反應(yīng)熱，出口的工藝氣中含有0. 412%的C0，溫度為249°C，進(jìn)入脫碳系統(tǒng)； 脫碳系統(tǒng)采用兩段吸收、兩段再生加一級高壓閃蒸的工藝流程；經(jīng)MDEA溶液脫碳后的工藝氣，經(jīng)除沫和離液滴后的凈化氣送往氣體精制單元；脫碳系統(tǒng)中脫除的CO2氣體經(jīng)降溫、分離后送往尿素裝置；氣體精制單元采用深冷條件下液氮洗技術(shù)，工藝氣逐漸冷卻至_188°C，在冷卻過程中，甲烷在-175 185°C冷凝，大部分的甲烷以液相被從工藝氣中分離出來，液相甲烷減壓至1. 后經(jīng)回收冷量復(fù)熱后回用；氣相中的一氧化碳、甲烷和氬復(fù)熱回溫后送往界區(qū)外作燃料使用；凈化后的工藝氣再配入高純氮氣，調(diào)整氫氮比為3 1送入合成氣壓縮機；合成氣壓縮機分三段進(jìn)行壓縮，在第三段中與循環(huán)氣混合提壓到151bar (G)，被第三合成塔出口氣和第一合成塔出口合成氣加熱到380°C后進(jìn)入第一合成塔，第一合成塔的入口氣中含有氨3 4%，出口氣含11 12%的氨，溫度約497 499°C，預(yù)熱第一合成塔的進(jìn)料氣后溫度降到380°C進(jìn)入第二合成塔；第二合成塔出口氣中氨含量17 18%，溫度 472 474°C，溫度降低至380°C進(jìn)入第三合成塔；第三合成塔出口氣中氨含量22 23%， 溫度442 444°C，去加熱合成氣壓縮機出口的合成氣，被冷卻到4 5°C進(jìn)入分離器；分離器分離出來的循環(huán)氣回收冷量后去合成氣壓縮機入口 ；在分離器中液氨被分離出來經(jīng)閃蒸、冷凝、降壓后成為液氨產(chǎn)品去尿素裝置。本發(fā)明中的換熱式轉(zhuǎn)化工藝是利用部分氧化爐出口的工藝氣作為換熱式轉(zhuǎn)化的加熱熱源，不需要額外的加熱爐供熱，系統(tǒng)沒有燃燒煙氣和由此產(chǎn)生的熱量損失。減少了常規(guī)部分氧化氣化爐冷激工藝造成的熱量損失，同時又通過蒸汽轉(zhuǎn)化法獲得較多的氫，降低了原料天然氣的消耗。70 80%的天然氣與來自空分的氧氣分別通過工藝噴嘴進(jìn)入氣化爐，在氣化爐的反應(yīng)室進(jìn)行部分氧化反應(yīng)，以氧/天然氣比來控制氣化爐內(nèi)的溫度1100 1200°C。從氣化爐反應(yīng)室出來的1050 1150°C的粗合成氣直接送往后續(xù)的換熱式轉(zhuǎn)化爐， 與換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的800 900°C的20 30%的轉(zhuǎn)化工藝氣混合，混合后1000 1050°C 的高溫氣體作為換熱式轉(zhuǎn)化爐蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)的加熱熱源。本發(fā)明中的要求的換熱式轉(zhuǎn)化爐制造難度和制造成本低，因為部分氧化爐的制造已經(jīng)有成熟技術(shù)，換熱式轉(zhuǎn)化爐在甲醇工業(yè)中有應(yīng)用，國內(nèi)小型合成氨裝置中也有應(yīng)用業(yè)績，同時由于工藝條件相對也不是很苛刻，因此在材料選用和設(shè)備的制造上都不會有大的
障礙存在。本發(fā)明采用非激冷流程氣化爐，氣化壓力選則為6 7MPa。在此壓力下，兩臺非激冷流程氣化爐的生產(chǎn)能力能夠達(dá)到33萬噸合成氨(單臺爐能力達(dá)到700噸氨/天)。本發(fā)明中氣化的最佳操作溫度應(yīng)該在1102 1150°C范圍內(nèi)。本發(fā)明中天然氣不預(yù)熱。本發(fā)明中，在天然氣壓縮入口設(shè)置常溫脫硫槽，脫除天然氣中的無機硫，脫硫后天然氣中的壓3含量< 2ppm。本發(fā)明是用換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的工藝氣將混合原料氣加熱到540 560°C，轉(zhuǎn)化管出口的工藝氣溫度為850 880°C。本發(fā)明中蒸汽轉(zhuǎn)化水碳比遠(yuǎn)大于6. OMI^a下甲烷蒸汽轉(zhuǎn)化的理論最小水碳比，從而保證不發(fā)生析炭反應(yīng)。本發(fā)明中采用MDEA脫碳工藝。本發(fā)明采用液氮洗進(jìn)行氣體精制。本發(fā)明采用三塔三廢鍋的流程合成反應(yīng)熱用于加熱鍋爐給水副產(chǎn)6 7MPa的過熱蒸汽。液氨分離為塔后分離，兩級氨冷，氨冷凝器溫度分別為17 19°C和1 ;TC。冰機為兩段壓縮，壓縮后的氣氨經(jīng)水冷卻后，送入熱氨儲罐，最終送往用戶。和現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的方法具有如下主要的優(yōu)點1、本發(fā)明改變了目前大型合成氨裝置造氣工藝單一選擇蒸汽轉(zhuǎn)化法或部分氧化法的理念，創(chuàng)造性的充分利用兩種工藝的優(yōu)點，將它們合理的組合在一起，實現(xiàn)能量的合理利用和裝置能耗的降低。由于造氣過程中降低了部分氧化的溫度，而且通過蒸汽轉(zhuǎn)化從水中獲得了一部分氫，所以在同樣天然氣耗量的情況下，產(chǎn)生的有效氣體要比蒸汽轉(zhuǎn)化法多2 3% ； 同時由于后續(xù)氣體凈化工藝的合理配置，系統(tǒng)中沒有弛放氣造成的氫損失，使得天然氣耗量也大幅下降，噸合成氨消耗天然氣690 700Nm3，噸合成氨綜合能耗為30 31GJ ；2、本發(fā)明提出通過降低天然氣部分氧化過程甲烷的單程轉(zhuǎn)化率，減少氣化爐中燃燒消耗的氫氣和氣化爐的耗氧量，從而實現(xiàn)原料消耗的下降和裝置綜合能耗降低的理念； 本發(fā)明中未轉(zhuǎn)化的甲烷通過后續(xù)配置的液氮洗流程完全回收，返回到天然氣壓縮機入口回用。氣化爐中沒有反應(yīng)的的甲烷的循環(huán)回收，只是增加了天然氣壓縮機的動力能耗。傳統(tǒng)部分氧化工藝出口甲烷含量為0.46%左右。本發(fā)明中氣化爐出口的甲烷含量為4%左右，天然氣壓縮機因此而增加了壓縮功耗，但與減少氣化爐燃燒的氫氣量和減少的耗氧量相比， 能量是節(jié)約的。本發(fā)明的這種思路打破了傳統(tǒng)工藝造氣部分高甲烷轉(zhuǎn)化率，并通過工藝的模擬計算證明了這種思路的合理性；3、本發(fā)明中氣化爐出口部分氧化的工藝氣與蒸汽轉(zhuǎn)化出口的轉(zhuǎn)化氣在換熱式蒸汽轉(zhuǎn)化爐前混合，使轉(zhuǎn)化管外的加熱氣體的溫度降低了 100°c左右，達(dá)到1000°C左右，降低了對換熱式轉(zhuǎn)化爐設(shè)備材質(zhì)及機械強度的苛刻要求。這種流程配置巧妙、合理，給設(shè)備的設(shè)計和制造提供了有利的空間；4、目前世界上的低能耗工藝都是采用的蒸汽轉(zhuǎn)化法工藝，蒸汽轉(zhuǎn)化法雖然能耗低，但是一段轉(zhuǎn)化爐設(shè)備的投資較大，而且存在大量的催化劑消耗。本發(fā)明通過合理的工藝組合和工藝創(chuàng)新，使部分氧化工藝實現(xiàn)了與蒸汽轉(zhuǎn)化相同的低能耗；而且該工藝與蒸汽轉(zhuǎn)化工藝相比催化劑的使用量大幅下降；5、在常規(guī)的蒸汽轉(zhuǎn)化工藝中，按照一段爐中燃燒用氧氣過量3%計算，1500噸氨/ d的裝置中一段爐的排放廢氣為300噸/小時，其中含有1. 5ppm的硫氧化物和110mg/m3的氮氧化物。本發(fā)明中由于合理的進(jìn)行了熱量配置，蒸汽轉(zhuǎn)化部分沒有常規(guī)的一段爐煙氣排放，同時減少了煙氣排放造成的熱量損失，屬于環(huán)境友好的合成氨生產(chǎn)工藝，同時裝置也沒有污水排放；6、本發(fā)明中氣化部分采用6 7MPa的高壓反應(yīng)，有利于降低后續(xù)合成氣壓縮機的功耗；在高壓下氣化和凈化設(shè)備的的生產(chǎn)強度大、容積小、布置緊湊、占地小，設(shè)備材料的投資都可以降低；7、本發(fā)明利用變換反應(yīng)熱加熱工藝?yán)淠汉陀霉に嚴(yán)淠猴柡蜌饣蟮母蓺?，減少了造氣過程的水蒸氣氣消耗。通過飽和塔飽和的水蒸汽量可以滿足變換所需工藝蒸汽量的85%左右，這樣既利用了工藝氣的熱量，又免去了處理變換冷凝液耗用的蒸汽量。把常規(guī)的工藝?yán)淠号欧?、處理分步進(jìn)行，改進(jìn)為循環(huán)回收利用，從而節(jié)約了大量的能耗。8、本發(fā)明中合成回路通過增加一臺蒸汽過熱器，可以副產(chǎn)6. 4MPa的過熱高壓蒸汽供本裝置自用。裝置整個工藝需要蒸汽的75 %左右蒸汽可以自給，僅需要外界供給小部分的工藝蒸汽；
9、本發(fā)明中配套的空分裝置，通過降低分子篩的吸附溫度對設(shè)計進(jìn)行優(yōu)化，可以減少再生氮氣的用量，氮氣量有一定的富裕，這樣就可以適當(dāng)增加氮壓機的循環(huán)量，從而增加空分系統(tǒng)的制冷量，增加的制冷量在必要時可以為國產(chǎn)化設(shè)計的液氮洗系統(tǒng)補充冷量， 保證裝置國產(chǎn)化設(shè)計的可靠性；10、本發(fā)明的設(shè)置上，系統(tǒng)的能量主要都用于制氫，不足的能量部分考慮用煤來代替，這樣可以有效降低生產(chǎn)成本費用，提高產(chǎn)品的競爭力。


圖1是該發(fā)明的工藝流程圖。
具體實施例方式參考圖1，天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的裝置，包括氣化爐、換熱式轉(zhuǎn)化爐、水洗飽和塔、變換系統(tǒng)、脫碳系統(tǒng)、氣體精致單元、合成氣壓縮機、第一合成塔、第二合成塔、第三合成塔、分離器、尿素裝置；氣化爐進(jìn)口與天然氣和氧氣進(jìn)氣噴嘴連接，出口與換熱式轉(zhuǎn)化爐轉(zhuǎn)化管殼程入口連接，換熱式轉(zhuǎn)化爐設(shè)有天然氣和中壓蒸汽入口與轉(zhuǎn)化管連接，轉(zhuǎn)化管出口與轉(zhuǎn)化管殼程入口連接；轉(zhuǎn)化管殼程出口與變換系統(tǒng)殼程連接；變換系統(tǒng)殼程與蒸汽管線連接， 變換系統(tǒng)殼程出口與水洗飽和塔連接，水洗飽和塔與變換系統(tǒng)冷凝液出口連接，水洗飽和塔出口與變換系統(tǒng)反應(yīng)管連接；變換系統(tǒng)反應(yīng)管與脫碳系統(tǒng)連接；脫碳系統(tǒng)與氣體精制單元、尿素裝置連接；氣體精制單元合成氣壓縮機連接；合成氣壓縮機通過第一合成塔、第二合成塔、第三合成塔與分離器連接；分離器的循環(huán)氣出口與合成氣壓縮機連接；分離器液氨出口與尿素裝置連接。按日產(chǎn)合成氨1500噸(以100% NH3計)，所操作日按333(8000小時)計，進(jìn)行了模擬計算，主要控制參數(shù)如下部分氧化氣化爐天然氣與換熱轉(zhuǎn)化天然氣氣量比為3:1;換熱轉(zhuǎn)化水碳比為3. 10 ；氣化爐爐溫1100°C;變換反應(yīng)水氣比為0. 85 ；低變出口甲烷干基含量0. 68合成塔入口溫度380 V等。其中氣化爐爐溫和氣化爐天然氣與換熱轉(zhuǎn)化天然氣氣量比的確定依據(jù)主要是在滿足換熱轉(zhuǎn)化所需溫差的前提下盡可能降低氧氣的消耗，減小空分的規(guī)模。各反應(yīng)器的反應(yīng)平衡溫距如下氣化反應(yīng)0°C;換熱轉(zhuǎn)化反應(yīng)-20°C ；高溫變換反應(yīng)10°C;低溫變換反應(yīng)20°C ；第一合成塔15°C；第二合成塔15°C；第三合成塔15°C。
裝置的能耗計算中空分裝置的能力按照22000Nm3/h O2進(jìn)行計算，空壓機選用高效等溫壓縮機，合成氣壓縮機、天然氣壓縮機、氮壓機為多軸壓縮機；空氣壓縮機、氮氣壓縮機為電驅(qū)動，天然氣壓縮機、合成氣壓縮機、冰機為蒸汽透平驅(qū)動。根據(jù)目前國際上的壓縮機制造技術(shù)，機械效率均能達(dá)到80%。表1為主要設(shè)備及其他動設(shè)備的水、電、汽消耗表；表2 為裝置的噸氨綜合能耗表。其中電的折能指標(biāo)中已考慮了電廠發(fā)電的能量消耗；變換系統(tǒng)的反應(yīng)熱用于加熱鍋爐給水向外輸出熱量。表1主要設(shè)備和其他動設(shè)備的水、電、汽消耗量
權(quán)利要求
1.一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法，其特征在于經(jīng)兩段壓縮后壓力為6. 52MPa(G)，溫度為135. 7°C、總硫10mg/l的天然氣，其中質(zhì)量 70 80%與來自空分的氧氣分別通過噴嘴進(jìn)入兩臺氣化爐，在氣化爐的反應(yīng)室進(jìn)行部分氧化反應(yīng)，以氧/天然氣比來控制氣化爐內(nèi)的溫度1100 1200°C，生成以H2、CO、CO2為原料的粗合成氣和少量的甲烷；質(zhì)量為20 30%的天然氣經(jīng)脫硫后與中壓蒸汽混合，控制水碳質(zhì)量比為3 1，混合氣被氣化爐和換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的混合氣預(yù)熱到540 560°C后，進(jìn)入換熱式轉(zhuǎn)化爐內(nèi)，天然氣與中壓水蒸汽在裝有鎳催化劑的轉(zhuǎn)化管內(nèi)發(fā)生轉(zhuǎn)化反應(yīng)，生成氫和碳的氧化物；出換熱式轉(zhuǎn)化爐的氣體壓力為6. 3MP(G)，溫度約860°C，含甲烷7. 75% (mol% )；來自氣化爐和換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的工藝氣經(jīng)過換熱后仍然為M7. 8°C的高溫干氣，送入變換系統(tǒng)，配入蒸汽，送入水洗飽和塔中，用來自變換系統(tǒng)的冷凝液對該氣體進(jìn)行飽和；經(jīng)過水洗飽和塔增濕的6. 4MPa,220. 5°C的換熱式轉(zhuǎn)化爐出口的混合氣體，補入需要的蒸汽量，用變換系統(tǒng)出口氣加熱到320°C，進(jìn)入到變換系統(tǒng)，在催化劑作用下，CO部分轉(zhuǎn)化為CO2,放出反應(yīng)熱，出口的工藝氣中含有0.412%的0)，溫度為249°C，進(jìn)入脫碳系統(tǒng)；脫碳系統(tǒng)采用兩段吸收、兩段再生加一級高壓閃蒸的工藝流程；經(jīng)MDEA溶液脫碳后的工藝氣，經(jīng)除沫和離液滴后的凈化氣送往氣體精制單元；脫碳系統(tǒng)中脫除的(X)2氣體經(jīng)降溫、分離后送往尿素裝置；氣體精制單元采用深冷條件下液氮洗技術(shù)，工藝氣逐漸冷卻至-188°C，在冷卻過程中， 甲烷在-175 185°C冷凝，大部分的甲烷以液相被從工藝氣中分離出來，液相甲烷減壓至 1.5MI^后經(jīng)回收冷量復(fù)熱后回用；氣相中的一氧化碳、甲烷和氬復(fù)熱回溫后送往界區(qū)外作燃料使用；凈化后的工藝氣再配入高純氮氣，調(diào)整氫氮質(zhì)量比為3 1送入合成氣壓縮機；合成氣壓縮機分三段進(jìn)行壓縮，在第三段中與循環(huán)氣混合提壓到151bar(G)，被第三合成塔出口氣和第一合成塔出口合成氣加熱到380°C后進(jìn)入第一合成塔，第一合成塔的出口氣溫度497. 2°C，預(yù)熱第一合成塔的進(jìn)料氣后溫度降到380°C進(jìn)入第二合成塔；第二合成塔出口氣中溫度472. 8°C，溫度降低至380°C進(jìn)入第三合成塔；第三合成塔出口氣溫度 442. 2°C，去加熱合成氣壓縮機出口的合成氣，被冷卻到4. 4°C進(jìn)入分離器；分離器分離出來的循環(huán)氣回收冷量后去合成氣壓縮機入口 ；在分離器中液氨被分離出來經(jīng)閃蒸、冷凝、降壓后成為液氨產(chǎn)品去尿素裝置。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法，其特征在于采用非激冷流程氣化爐，氣化壓力6 7Mpa ；操作溫度應(yīng)該在1102 1150°C范圍內(nèi)。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法，其特征在于天然氣壓縮入口設(shè)置常溫脫硫槽，脫除天然氣中的無機硫，脫硫后天然氣中的H2S含量< 2ppm。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法，其特征在于液氨分離為塔后分離，兩級氨冷，氨冷凝器溫度分別為17 19°C和1 ；TC。
5.一種權(quán)利要求1所述的天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的裝置，包括氣化爐、換熱式轉(zhuǎn)化爐、水洗飽和塔、變換系統(tǒng)、脫碳系統(tǒng)、氣體精致單元、合成氣壓縮機、第一合成塔、第二合成塔、第三合成塔、分離器、尿素裝置；其特征在于氣化爐進(jìn)口與天然氣和氧氣進(jìn)氣噴嘴連接，出口與換熱式轉(zhuǎn)化爐轉(zhuǎn)化管殼程入口連接，換熱式轉(zhuǎn)化爐設(shè)有天然氣和中壓蒸汽入口與轉(zhuǎn)化管連接，轉(zhuǎn)化管出口與轉(zhuǎn)化管殼程入口連接；轉(zhuǎn)化管殼程出口與變換系統(tǒng)殼程連接；變換系統(tǒng)殼程與蒸汽管線連接，變換系統(tǒng)殼程出口與水洗飽和塔連接，水洗飽和塔與變換系統(tǒng)冷凝液出口連接，水洗飽和塔出口與變換系統(tǒng)反應(yīng)管連接；變換系統(tǒng)反應(yīng)管與脫碳系統(tǒng)連接； 脫碳系統(tǒng)與氣體精制單元、尿素裝置連接；氣體精制單元合成氣壓縮機連接；合成氣壓縮機通過第一合成塔、第二合成塔、第三合成塔與分離器連接；分離器的循環(huán)氣出口與合成氣壓縮機連接；分離器液氨出口與尿素裝置連接。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種天然氣轉(zhuǎn)化生產(chǎn)氨的方法及裝置，70～80％天然氣與氧氣進(jìn)行部分氧化，生成粗合成氣；20～30％的天然氣與中壓蒸汽混合，進(jìn)入換熱式轉(zhuǎn)化爐轉(zhuǎn)化管內(nèi)反應(yīng)，生成氫和碳的氧化物；高溫干氣送入變換系統(tǒng)配入蒸汽送入水洗飽和塔，用來自變換系統(tǒng)的冷凝液對氣體進(jìn)行飽和；補入需要的蒸汽量進(jìn)入到變換系統(tǒng)反應(yīng)后進(jìn)入脫碳系統(tǒng)；脫碳系統(tǒng)的凈化氣送往氣體精制單元；脫除的CO2送往尿素裝置；氣體精制單元液相甲烷回用；一氧化碳、甲烷和氬作燃料使用；凈化后的工藝氣再配入高純氮氣，送入合成氣壓縮機；經(jīng)合成塔合成，分離器分離，液氨去尿素裝置；本發(fā)明具有裝置投資低，能耗小的優(yōu)點。
文檔編號C01C1/04GK102381717SQ20101026971
公開日2012年3月21日 申請日期2010年9月1日 優(yōu)先權(quán)日2010年9月1日
發(fā)明者張麗蕓, 李瑋, 白躍華, 胡雪生, 范建光, 薛援, 陳超, 陳靜 申請人:中國石油天然氣股份有限公司