余热余压制冷强化合成产物液化分离的方法与流程

本发明涉及利用工业过程余热余压制冷的节能技术领域，特别是合成氨、合成甲醇等工业过程需要采用低温液化分离化学反应产物的方法。

背景技术：

合成氨、合成甲醇等加压合成化学反应工艺系统，反应器出口高压气体混合物中含一定比例的产物与反应物，在相同压力下产物的液化温度远高于反应物，因此使气体混合物冷却降温至低于产物的液化温度，即可使产物液化分离、气体反应物循环返回反应器。根据产物的热力学性质，系统压力越高、温度越低、越有利于产物液化分离。在系统压力一定的前提下，强化分离主要靠降低物系温度。温度降至低于常温冷却水，则需要制冷提供低温冷媒。温度越低、制冷能耗就越大，这是制约现有技术液化分离温度未能达到理想的产品得率所需低温的主要因素。以13.0MPa合成氨工艺为例，现工艺液化分离温度0℃，反应器生成的合成氨液化分离产品得率不到80%、超过20%的产物残流于循环气又被带回反应器，降低了反应器产能。突破此种制约的方法是利用化学反应工艺系统内部余热余压制冷，从而使液化分离温度降低免受制冷能耗限制。特别是以高压低温分离所得的液化产物自身为制冷剂，在降压进入储罐之前，发挥其所含压力能的作用、吸收余热提高焓值后绝热膨胀做功，完成降压过程的同时输出机械功，一举两得。本发明方法基于上述原理利用化学工艺系统余热余压制冷强化反应产物低温液化分离，具有节能、减排、增产多重有利效果。

技术实现要素：

本发明公开一种利用化学反应工艺系统余热余压制冷强化反应产物低温液化分离的方法，用反应器出口工艺流体经低温t₄（-20~0℃）高压p₄（4.5~24.5MPa）液化分离所得的反应产物为冷媒，使循环使用的制冷剂从常温降至制冷所需的低温，冷媒温升至t₀（55~65℃）后再吸收工艺系统的余热升温至t₅（135~185℃）又成为膨胀机工质，绝热膨胀至压力p₆（0.01~2.0 MPa）、温度t₆（0~60℃）、输出机械功W₆（热-功转换率18%~33%）。膨胀机出口工质在常温空气冷却条件下液化后，既作为液化产物输出，也用作制冷剂循环，还用作喷射器的工作流体：用作制冷剂时，在制冷温度t₂（-10~10℃）或 t₃（-25 ~ -5℃）下吸热汽化并被强制吸入喷射器、升压到能够用常温空气冷却液化的压力p₈（0.01~2.0 MPa）；用作喷射器的工作流体时，将其从p₈加压到p₁₅（0.3~20 MPa），再利用工艺余热使其汽化并过热到t₁₅（135~185℃）从而具有足够的能量进入喷射器吸引t₂或 t₃温度下汽化的制冷剂蒸汽，并与之混合升压至p₈，在常温空气冷却条件下液化，循环使用。

本发明技术路线是：反应器出口压力p₀（5~25 MPa）、产物含量摩尔百分数y₀（5~20%）的混合气体，通过前置换热设备降温到T₀（35~45℃）后，在循环冷却器1中被温度t₄（-20~0℃）的低温循环气冷却降温至T₁（15~25℃），继续在一级低温换热器2中被t₂（-10~10℃）温度下汽化的制冷剂吸热冷却降温至T₂（-5~15℃），继续在二级低温换热器3中被t₃（-25 ~ -5℃）温度下汽化的制冷剂吸热冷却降温至产物液化分离所需的低温T₃（-20~0℃），然后在气液分离器4中分离，得到压力p₄（4.5~24.5MPa）、温度t₄（-20~0℃）的液化产物和同温同压的循环气，循环气中残余产物的含量y₄比反应器出口含量 y₀低85%以上。循环气通过循环换热器1回收冷量后其温度提升至高于30℃，再通过前置换热设备进一步升温至高于50℃返回反应器循环。

气液分离器4得到的压力p₄（4.5~24.5MPa）、温度t₄（-20~0℃）的低温液化产物首先作为冷媒吸收从常温储罐8循环去一级低温换热器2和二级低温换热器3的制冷剂的热量后，再在前置换热设备被反应器来的混合气体加热温升至t₀（55~65℃），再通过余热回收器5加热至t₅（135~185℃），又成为膨胀机的工质进入膨胀机6绝热膨胀输出机械功W₆（热-功转换率18%~33%），膨胀机出口工质压力p₆（0.01~2.0 MPa）、温度t₆（0~60℃），通过常温空气冷却器7冷凝为压力p₈（0.01~2.0 MPa）、温度t₈（0~60℃）的液体，进入常温储罐8缓冲暂存后作为液化产物输出，或作为制冷剂及喷射器的工作流体循环使用。

从常温储罐8循环去一级低温换热器2和二级低温换热器3的制冷剂被气液分离器4得到的冷媒降温到t₉= t₁₀（-15~5℃）而达到过冷状态，分别通过减压阀9和10进入一级低温换热器2和二级低温换热器3吸热汽化制冷，成为各自汽化温度t₂（-10~10℃）和t₃（-25 ~ -5℃）下的饱和制冷剂蒸汽，被强制吸入对应吸入压力的一级喷射器11和二级喷射器12。用加压泵16将喷射器工作流体从常温储罐8的压力p₈加压到p₁₅（0.3~20 MPa），在前置换热设备被反应器来的混合气体余热加热温升至55~65℃后再通过余热回收器15加热汽化并过热到t₁₅（135~185℃），然后分别进入一级喷射器11和二级喷射器12吸引各自对应的一级低温换热器2和二级低温换热器3来的饱和制冷剂蒸汽，并通过混合使之升压到常温空气冷却器13和14对应的冷凝压力p₈（0.01~2.0 MPa），液化并进入常温储罐8。喷射器工作流体质量流量与吸入的制冷剂蒸汽质量流量之比0.8~1.8。

本发明所述压力值均指绝对压力，所述工艺余热的利用温区为（65℃~200℃），所述大气温度在（-20℃~40℃）范围。

附图说明

附图1是本发明提供的利用化学反应工艺系统余热余压制冷强化反应产物低温液化分离方法的示意图。图中：1-循环换热器；2-一级低温换热器；3-二级低温换热器；4-气液分离器；5、15-余热回收器；6-膨胀机；7、13、14-常温空气冷却器；8-常温液体产物储罐；9、10-减压阀；11-一级喷射器；12-二级喷射器；16-加压泵。

具体实施方案

以下结合但不限于实施例阐述本发明具体实施方式

实施例1 日产1320吨氨合成塔出口气体中产品氨的液化分离

氨合成塔出口气体物流：总流量23926.5 kmol/h，含氨4228.3 kmol/h，其余为氮、氢气

氨合成塔出口气体总压：13.0 MPa

氨分离后循环气总压：12.2 MPa

余热热源1：变换工序收集185℃水蒸汽冷凝液，137120 kg/h

余热热源2：废热锅炉产185℃，1.0MPa饱和水蒸汽，20000 kg/h

日产1320吨氨合成塔出口压力p₀（≤13.0MPa）、氨含量摩尔百分数y₀（≥17.67%）的混合气体23926.5 kmol/h，通过前置换热设备降温到T₀（35℃）后，在循环冷却器1中被温度t₄（-10℃）的低温循环气冷却降温至T₁（24℃），继续在一级低温换热器2中被t₂（0℃）温度下液氨汽化吸热冷却降温至T₂（10℃），继续在二级低温换热器3中被t₃（-16℃）温度下液氨汽化吸热冷却降温至混合气体中产品氨液化分离所需的低温T₃（≤-10℃），进入气液分离器4中分离，得到压力p₄（≤12.2MPa）、温度t₄（≤-10℃）的液氨3594 kmol/h和同温同压的循环气，循环气中残余氨含量y₄（≤2.38%）比反应器出口y₀低86.5%以上。循环气通过循环换热器1回收冷量后其温度提升至31℃，再通过前置换热设备进一步升温至55℃返回氨合成塔循环。

气液分离器4得到的低温液氨61098 kg/h首先作为冷媒吸收从常温储罐8循环去一级低温换热器2和二级低温换热器3作为制冷剂的液氨的热量后，继续在前置换热设备被氨合成塔来的混合气体余热加热温升至t₀（≥60℃），再通过余热回收器5用137120 kg/h水蒸汽冷凝液（185℃）余热加热至t₅（180℃），作为膨胀机工质进入膨胀机6绝热膨胀输出机械功W₆（14076.6 MJ/h，热-功转换率≥20.6%），膨胀机出口工质压力p₆（2.0 MPa）、温度t₆（50℃）通过常温空气冷却器7冷凝为压力p₈（≤2.0 MPa）、温度t₈（≤50℃）的液氨，进入常温储罐8缓冲暂存后作为液氨产品输出61098 kg/h。

作为制冷剂从常温储罐8循环去一级低温换热器2和二级低温换热器3的液氨34860 kg/h首先被气液分离器4得到的低温液氨降温到t₉= t₁₀（-5℃）而达到过冷状态，然后分别通过减压阀9和10进入一级低温换热器2（15810 kg/h）和二级低温换热器3（19050 kg/h）吸热汽化制冷，成为各自汽化温度t₂（0℃）和t₃（-16℃）下的饱和氨蒸汽，并被强制吸入各自对应的一级喷射器11和二级喷射器12。用加压泵16将作为喷射器工作流体的41000 kg/h液氨从常温储罐8的压力p₈加压到p₁₅（≤8.0 MPa），在前置换热设备被氨合成塔来的混合气体余热加热温升至60℃后再通过余热回收器15用废热锅炉产饱和水蒸汽20000 kg/h（185℃）加热汽化并过热到t₁₅（180℃），然后分别进入一级喷射器11（15800 kg/h）和二级喷射器12（25200 kg/h）吸引各自对应的一级低温换热器2和二级低温换热器3来的饱和氨蒸汽，并通过混合使喷射器出口达到常温空气冷却器13和14对应的冷凝压力p₈（2.0 MPa），液化返回常温储罐8。

本实施例利用合成氨工艺系统余热（185℃水蒸汽冷凝液137120 kg/h和185℃废热蒸汽20000 kg/h）制冷，强化合成塔出口混合气体低温冷凝液化分离合成氨产品，与现有技术相比，获得的有益效果是：

使日产1320吨氨合成塔产量提高到1460吨，产能增加10.6%；

节约机械压缩制冷能耗11274 MJ/h并且输出机械功14076 MJ/h，合计节能25350MJ/h；

节约冷却水2000吨/每小时。

实施例2 日产300吨甲醇合成塔出塔气中产品甲醇的液化分离

甲醇合成塔出塔气：总流量6080.9 kmol/h，含甲醇433 kmol/h，含水38.3 kmol/h，其余为不凝性合成气

甲醇合成塔出塔气总压：≤5.0 MPa

甲醇合成塔循环气总压：≤4.88 MPa

余热热源1：变换工序收集185℃水蒸汽冷凝液，10500 kg/h

余热热源2：废热锅炉产185℃，1.0MPa饱和水蒸汽，1560 kg/h

日产300吨甲醇合成塔出塔压力p₀（≤5.0MPa）、甲醇含量摩尔百分数y₀（≤7.12%）的混合气体6080.9 kmol/h，通过前置换热设备降温到T₀（40℃）后，在循环冷却器1中被温度t₄（0℃）的低温循环气冷却降温至T₁（15℃），继续在一级低温换热器2中被t₂（-10℃）温度下的制冷剂甲醇汽化吸热冷却降温至T₂（≤0℃），进入气液分离器4中分离，得到压力p₄（≤4.88MPa）、温度t₄（≤0℃）的甲醇液428.4 kmol/h（13708.7 kg/h）和同温同压的低温循环气，低温循环气中残余甲醇含量y₄（≤0.082%）比甲醇合成塔出口y₀低98.8%。低温循环气通过循环换热器1回收冷量后其温度提升至35℃，通过前置换热设备返回甲醇合成塔。

气液分离器4得到的低温甲醇液13708.7 kg/h首先作为冷媒吸收从常温（65℃）储罐8循环去一级低温换热器2作为制冷剂的甲醇液的热量后，在前置换热设备被甲醇合成塔来的混合气体余热加热温升至t₀（65℃），再通过余热回收器5用10500 kg/h水蒸汽冷凝液（185℃）余热加热至t₅（180℃），作为膨胀机工质进入膨胀机6绝热膨胀输出机械功W₆（1091.8 MJ/h，热-功转换率≥22%），膨胀机出口工质压力p₆（0.105 MPa）、温度t₆（65℃）通过常温空气冷却器7冷凝为压力p₈（0.105MPa）、温度t₈（≤65℃）的甲醇液，进入常温储罐8缓冲暂存后作为产品甲醇输出13708.7 kg/h。

作为制冷剂从常温储罐8循环去一级低温换热器2的65℃甲醇液1778.6 kg/h首先被气液分离器4得到的低温甲醇液降温到t₉（3℃）达到过冷状态，然后通过减压阀9进入一级低温换热器2吸热汽化制冷，成为汽化温度t₂（≤-10℃）下的饱和甲醇蒸汽，并被强制吸入一级喷射器11。用加压泵16将作为喷射器工作流体的2976.8 kg/h甲醇液从常温储罐8的压力p₈加压到p₁₅（≤0.9 MPa），在余热回收器15中用废热锅炉产（185℃）饱和水蒸汽1560 kg/h加热汽化并过热到t₁₅（180℃），然后进入一级喷射器11吸引一级低温换热器2汽化来的饱和甲醇蒸汽，并通过混合使喷射器出口达到常温空气冷却器13对应的冷凝压力p₈（≥0.105 MPa），液化返回常温储罐8。

本实施例利用甲醇工艺系统余热（185℃水蒸汽冷凝液10500 kg/h和185℃废热蒸汽1560 kg/h）制冷，强化甲醇合成塔出口混合气体低温冷凝液化分离，与现有技术相比，获得的有益效果是：

使日产300吨甲醇合成塔产量提高到329吨，产能增加9.67%；

使循环气含水降至0.005%以下；

输出机械功1091.8 MJ/h；

节约冷却水500吨/每小时。

本发明不限于上述实施例，其技术方案已在发明内容部分予以说明。