ПОИСК Статьи Рисунки Таблицы Получение технологического газа методом двухступенчатой конверсии из "Эксплуатация установок по производству водорода и синтез газа" Основным сырьем для производства аммиака и азотных удобрений на его основе в нашей стране является природный газ. [c.50] Огромные масштабы производства аммиака в нашей стране определяют необходимость выбора наиболее рациональной технологической схемы производства, обладающёй самым высоким к.п.д., возможно полным использованием всех сырьевых и энергетических компонентов процесса. [c.50] Агрегат производства аммиака с использованием двухступенчатой паровоздушной конверсии природного газа мощностью 1360 т/сут, 410-450 тыс. т аммиака в год отвечает всем требованиям развития мировой техники. [c.50] На рис. 7 показана часть технологической и энергетической схемы агрегата синтеза аммиака, относящаяся к стадии производства технологического газа методом двухступенчатой конверсии. [c.50] Природный газ из заводского коллектора под давлением около 0,8 МПа проходит общий расходомер и поступает в сепаратор 1, где освобождается от высших углеводородов, находящихся в капельно-жидком состоянии. После сепаратора природный газ разделяется на два потока. Первый поток, идущий на конверсию, сжимают до 4,0 МПа в турбокомпрессоре 2, смешивают в соотношении примерно 10 1 с азотоводородной смесью, поступающей из отделения синтеза аммиака, и направляют при температуре 100-ПО °С в подогреватель природного газа, расположенный в конвективной камере трубчатой печи 4. [c.50] Смесь газов, содержащая до 10% (об.) водорода, поступает затем при температуре 380 °С на гидрирование сероорганических соединений. Каталитическая гидрогенизация осуществляется на алюмокобальт-молибденовом катализаторе в двух параллельно установленных аппаратах 6. Сероводород поглощается в двух параллельно установленных адсорберах 7, загруженных адсорбентом на основе оксида цинка. [c.50] За счет тепла сгорания в верхней части реактора 5 части конвертированного газа происходит практически полная конверсия остаточного метана водяньвл паром на никелевом катализаторе. [c.51] Между котлом-утилизатором 10 и паросборником 9 происходит естественная циркуляция воды и пароводяной эмульсии. Водяной пар давлением 4,0 МПа поступает в смеситель 8 из котла-утилизатора колонны синтеза аммиака. Недостающее количество пара на технологический процесс добавляют из паросборника 9, Часть пара давлением 4,0 МПа используют в паровой турбине для привода одного из дымососов. [c.52] Избыточный пар из паросборника дросселируют вентилем с 4,0 до 1,3 МПа и вместе с паром после турбины (давлением 1,3 МПа) сбрасывают в общий коллектор, откуда направляют для различных технологических нужд агрегата и частично в общезаводскую паровую сеть. [c.52] Конверсию оксида углерода проводят в две ступени первая ступень - на среднетемпературном железохромовом катализаторе, вторая - на низкотемпературном медьсодержащем катализаторе. [c.52] Сначала газ проходит через охладитель газа первой ступени 12, где охлаждается до 375 °С, затем через увлажнитель 14 перед среднетемпературной конверсией и с отношением пар газ, равным 0,56 поступает в конвертор 15 оксида углерода первой ступени. На среднетемпературном катализаторе при объемной скорости 2000 ч 1 содержание оксида углерода снижается с 10-12% до 3,5% (об.). Далее конвертированная парогазовая смесь при 435 °С поступает в охладитель газа второй ступени и охлаждается до 310 С. Охладители газа второй и первой ступеней являются котлами-утилизаторами с естественной циркуляцией, вырабатывают пар давлением 3,3 МПа и имеют общий сепаратор пара. [c.52] Температуру конвертированной парогазовой смеси перед конверторами регулируют перепуском части газа по байпасу мимо охладителей газа второй и первой ступеней и впрыском газового конденсата в увлажнители. [c.53] Конвертированный газ из конвертора 16 оксида углерода второй ступени при температуре 250 °С проходит узел охлаждения конвертированного газа 17, где в результате впрыскивания газового конденсата насосами охлаждается до 175 °С и поступает на использование тепла в кипятильники этаноламинового раствора. Перед насосами газовый конденсат очищают от катализаторной пыли в фильтре 19. [c.53] Регенерированный раствор с низа регенератора поступает в теплообменник 28, откуда насосом через песчаный фильтр 26, угольный фильтр 27 и водяной холодильник 25 перекачивается в верх абсорбера на орошение. [c.53] Для очистки рабочего раствора этаноламина от продуктов разложения, окисления и осмоления этаноламина предусмотрена разгонка части циркулирующего раствора в смоловыделителе 20. [c.53] Из верхней части регенератора диоксид углерода выводится в виде парогазовой смеси, проходит водяной холодильник 22, сборник флегмы 21 и затем поступает к потребителю. Часть флегмы из сборника 21 насосом подается на орошение верха абсорбера и регенератора. [c.53] В последние годы в азотной промышленности широкое распространение получают схемы очистки с разделенными потоками насыщенного и регенерированного раствора и совмещением массо- и теплообмена. Применение таких схем позволяет по сравнению с вышеописанными снизить расход тепла за счет снижения температуры парогазовой смеси на выходе из регенератора и одновременного улучшения рекуперации тепла регенерированного раствора. [c.53] Насыщенный до 0,67 моль СОг на моль этаноламина раствор выходит из нижней секции абсорбера при температуре 57- 65 °С и поступает на регенерацию. Раствор разветвляется на три потока. Верхний поток (около 10%) направляется на верхнюю тарелку регенератора (холодный байпас), средний поток (= 45%) нагревается в теплообменнике до 95-100°С и поступает в среднюю часть регенератора. Нижний поток нагревается сначала в теплообменнике раствора, а затем в теплообменнике-испарителе до 104-107 °С и подается в регенератор. [c.54] При необходимости получения чистого СОг производства карбамида раствор после теплообменников направляют в промежуточный экспанзер, работающий под давлением 0,6-0,7 МПа. Здесь происходит отдувка водорода и других малорастворимых газов и части СОг. Оставшаяся часть СОг (свыше 75%) содержит 0,03-0,05% примеси водорода, что удовлетворяет требованиям, предъявляемым к СОг в производстве карбамида. [c.54] Другая схема отличается тем, что насыщенный раствор поступает без подогрева сразу в регенератор-рекуператор, разделенный так же, как и абсорбер, на две секции. В верхней секции на ситчатых тарелках расположены и-образные теплообменные элементы, в которых происходит передача тепла от горячего регенерированного раствора насыщенному раствору. Насыщенный раствор регенерируется в верхней секции,и содержание СОг в нем снижается от 0,67 до 0,35 моль/моль этаноламина, далее раствор делится на два равных потока. Первый поток, груборегенерированный, при температуре 114-120 °С насосом прокачивается через встроенные теплообменники, где охлаждается до 62-70 °С. Дальнейшее охлаждение первого потока происходит в воздушном холодильнике с доохлаждением в летнее время в водяном холодильнике. [c.54] Вернуться к основной статье