[发明专利]天然气换热式转化造气工艺

说明书

本发明与烃类蒸汽转化制取氢或氢、氮气的工艺有关。

传统的烃类蒸汽转化制气工艺如英国I.C.I公司的LCA工艺，是将天然气，中压蒸气加热混合，脱硫，换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，一段转化气进入二段转化炉与加入的过量预热空气混合进行深度转化。二段转化气经一段转化炉，换热器换热后进入废气锅炉生产蒸气后进入后继工序。LCA工艺的一段转化炉工艺气温度420℃，一段转化炉H₂O/∑C为2.5，一段转化炉出口压力为3.73mpa。向二段转化炉加入比化学计量比多80—90％的过量空气，为了保证氢合成气组成：H₂/N₂＝3，必须脱除生产气中过量的N₂，因此在主流程中设置有PSA(变压吸附)装置。因此就有一个H₂回收率问题。在LCA工艺中H₂回收率为89％。CO采用一段等温度变换，脱硫采用200—250℃低温脱硫，采用中压蒸汽加热天然气至脱硫温度。LCA工艺由于向二段转化炉加入了过量空气，所以在后面的工序中设置了多功能PSA(分子筛)分离装置。它不仅要脱除过量N₂，同时还要求脱除CO₂，CO等，不仅带来动力损失，而且H₂回收率仅89％。一方面能耗高，另一方面PSA解析气热值达3360KJ/Kg左右，根本无法利用。由于多功能分子筛放在主流程上，一旦分子筛性能波动时，就会严重影响合成氨生产，甚至引起全部装置停产。由于需开发开工引发器及开工引火催化剂，这种催化剂系钯、铂型非常贵重，成本高，工序复杂。

传统的烃类蒸气串联转化工艺加CN91107266.7所记载的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所获得的热量不能保证进行一段转化反应，还需与管外燃烧供热式中间转化炉串联进行烃类蒸气的一段转化反应，投资费用高，耗能多。

本发明的目的是提供一种热效率高，节能动力损失小，易于调节控制，操作成本低，H₂回收率高的天然气换热式转化造气工艺。

本发明是这样实现的：

本发明的换热式一段转化炉内，经预热的工艺原料气与来自二段转化炉的高温工艺气体进行间接热交换，升温后进行天然气和蒸气的一段转化反应，出一段转化炉的转化气含大量的甲烷直接进入二段转化炉与富氧空气发生氧化反应，为甲烷深度转化提供所需的热量，甲烷热度反应生成CO和H₂并产生大量的热量，该热量传递给一段工艺原料气体，一段转化反应不需另加热源即可完成，二段转化气换热后进入中温变换炉冷却后进入后继工序。

本发明的出一段转化炉的转化气中甲烷含量为26—32％。进入一段转化炉内的天然气与工艺蒸气混合组分为H₂O/∑C＝2.5—2.7，二段炉的富氧空气加入量维持二段转化气组成为：(CO＋H₂)/N₂＝2.8—3.1，经进、出口换热器预热至480—530℃进入换热式一段转化炉转化管内流经镍催化剂床层，富氧空气中氧气加入量按二段转化炉出口气体中残余甲烷含量来控制。

本发明在加热炉加热天然气和氢气混合气、蒸汽、空气，脱硫槽将预热后的天然气脱硫，蒸汽、脱硫后的天然气混合气在进出口换热器进一步换热升温后进入换热式一段转化炉进行转化反应，一段转化气进入二段转化炉继续进行深度转化反应二段转化气经一段转化炉和进、出口换热器换热后进入废气锅炉副产蒸汽，然后进入后继工序。本发明中，脱硫合格的天然气与工艺蒸汽按H₂O/∑C＝2.5—2.7的比例混合，经进出口换热器预热至480—530℃进入换热式一段转化炉转化管内流经填装在管内的镍催化剂床层，借助于转化管外，换热室内来自二段转化炉的高温工艺气体所提供的热源进行甲烷等烃类物质蒸汽转化反应：