氨的合成方法及其使用的设备的制作方法

专利名称：氨的合成方法及其使用的设备的制作方法
技术领域：
本发明涉及通过压缩合成气的催化反应制备产物的方法和设备。例如，本发明的实施方式之一是涉及通过包括氢气和氮气的压缩合成气的催化反应制备氨。更具体地说，本发明涉及一种补充合成气的改进纯化方法，所述补充合成气也就是加入到催化反应器中代替已反应的合成气的合成气。
在常规氨合成方法中，从补充合成气中除去H2O是通过将含有大约160ppmH2O的补充气与再循环气体在压缩机再循环轮入口处混合来完成的。然后将从压缩机中排出的气体冷却并用吸收在浓缩NH3中的H2O急冷。NH3和吸收的H2O在分离器中分离成气体。从分离器中向合成塔中供应气体，该分离的气体中基本上没有H2O或者仅仅含有非常少量残留的H2O。例如，该分离的气体中可以含有大约1.9％NH3。该系统具有几个缺点由于合成塔排出物被补充气体稀释由此降低了NH3浓度和露点而使所需要的冷却功率更高。这将负载从高温向低温激冷器转移，这使每吨冷却需要更高的功率。还有，产物NH3在再循环轮中压缩，增加了强加于压缩机的功率。如US1,815,243所示，通过增加了脱水器，能够实现在降低能力需求方面的明显改进。
1989年，由VEB Agrochemic Piesteritz的H.Bendix和L.Lenz(前德意志民主共和国(东德))的论文，公布在美国化学工程学会的会议论文中。该论文标题为“重新修整大规模氨单线工厂的结果和经验“(Results and Experience on Revamping of Large-Scale AmmoniaSingle-Line Plants)，并公开了通过Venturi管向从合成气压缩机第三级排出的合成气中加入液体氨。
M.Badano和F.Zardi的论文公布在1999年2月28日-3月2日在Caracas，Venezuela召开的Nitrogen’99会议的会议论文中，该会议是由British Sulphur Pubilishing赞助的。该论文的标题为“Casale Group Experience in Revamping Ammonia，Methanol and UreaComplexes”，并公开了用液体氨洗涤合成气压缩机第二和第三级之间的氨合成气。
另一个现有技术权宜之计出现在美国专利1,830,167和加拿大专利257,043中。该方法包括用液体NH3在预热气流之前洗涤补充气体和再循环气流的混合气体，并将其送入合成塔中。通常，没有必要洗涤再循环气流，因为其中没有杂质。这些专利中其方案的缺点在于，它将杂质分布在整个气体流中。这样，由于杂质被分散在整个气流中而分散因此更难以彻底除去杂质。为了处理混合的气流，洗涤装置必需比单独洗涤补充气体所需要的装置大好多，并且也昂贵好多，这是由于经它处理的气体体积流速是单独处理补充气流流速的4-5倍。因此，美国专利1,815,243和加拿大专利257,043的方案是通过洗涤之前将再循环气流和补充气流混合来增加洗涤负载。
其它现有技术的权宜之计包括利用分子筛通过吸附从补充气体中除去H2O。补充气体脱水的概念允许最高NH3含量的气流(合成塔出来的排出物)被送入急冷系统中。这节约了相当大量的冷却功率，能够使由于冷却压缩机大小而被限制的工厂，效率明显增加。这种功率的节约是由于升高了露点而得以实现，而露点升高使冷水可以进行某些冷凝，并使在后从低温向高温激冷器转移，而所述高温激冷器每吨冷却需要更小的功率。通过分子筛除去H2O也能够省略利用最冷的NH3冷却的洗涤气体激冷器。
随后，将没有H2O的补充气体与再循环气体混合，在再循环轮中压缩并被送入合成塔。该体系比其他技术的优点之一在于，合成塔的喂入料具有低的NH3含量，大约为1.4％。然而，该优点由于下面几个方面而抵消例如再生分子筛需要的热，由于从分子筛中吸收和脱吸H2O的循环操作需要大量开关阀门而使操作复杂化，需要更高的维修费用和分子筛容器、热交换器、过滤器、管线和阀门方面的高基本投资。与标准二级闪蒸设计相比，估计能耗降低大约为0.53MM Btu/ST(其中，ST表示短吨或2000磅)。
现有技术中另一个概念出现在美国专利3,349,569中。该专利公开了在合成气压缩机入口处安装NH3涤气器，利用液体NH3吸收补充合成气中的H2O。这可以使补充气体与再循环气体混合并直接喂入氨合成塔中。这样，合成塔排出物直接进入与使用分子筛有关的上述类型的冷却/急冷系统中。由于蒸发NH3需要热，而该热来自急冷补充气体，因此发生了实质性的急冷作用。然后，将基本上不含H2O的补充气体(含有大约4.9％NH3)与上述与使用分子筛有关的再循环气体混合。
该体系具有如下几个缺点由于过量NH3蒸发造成的低压而使补充气体的过急冷造成涤气器塔顶流出物和压缩机入口温度(-27°F)低于构筑的标准物质的最小值(-20°F)。涤气器需要更昂贵的低温构筑材料，如果可能，压缩机将不得不再次评价(re-rated)。如果压缩机的原始构筑材料满足几个操作条件，那么有时能够重新评价压缩机。否则，可能需要压缩机低压时的升级，这将耗费巨大。该方法的另一个缺点是，被送入工厂前段脱硫的再循环气体中将含有NH3，这降低了工厂效率。这种NH3在设于再循环回路的重整段中被分解为氢气和氮气。从除去湿气的观点看，这种吸入式涤气器也具有缺点，这是由于平衡H2O含量尽管低，也比利用本发明的合成循环脱水器高大约两倍至三倍。然而，该现有技术体系的主要缺点来源于其低压操作和向含有大约2.6％NH3的合成塔喂入气体中加入相当大量的NH3。这与二级闪蒸的标准设计(例如US1,815,243)相比，将潜在能量解决降低到大约0.45MMBtu/ST。
US3,349,569中所述的吸入式涤气器的变型也能够用于压缩机各阶段之间的冷却和急冷，以冷凝在压缩机入口涤气器的第一位置蒸发的某些NH3。形成的液体NH3通过随意吸收某些残留的杂质而进一步纯化合成气。然而，这种体系的冷冻需求将是不容许的。
另一现有体系将涤气器的压力设定为与合成循环的相同，即大约1900psia，这产生的一个优点是减小了涤气器塔顶流出物的NH3含量(2.7％)和合成塔喂入气体中NH3含量(2.1％)。然而，该方案也具有很多缺点。最主要的缺点是，当整修1900-2000psia合成循环时，必需改变压缩机的二级箱。必需增加第四个喷嘴(以前从来没有进行过的改变)，再循环轮必需减小尺寸。对于不太普通的更高压力的循环(2500-3000psia)来说，压缩机二级箱已经具有四个喷嘴，因此喷嘴的增加就不是问题了。压缩机的这种改变所涉及到的危险是实质性的，因为它能够产生很多问题(振动、喘振、油泄漏、轴承失效等)。此外，由于压缩机改变、需要增加两个以上换热器(涤气器入口冷却器)和需要NH3泵，因此由于更新体系的预期费用也非常高。由于没有NH3蒸发和补充气体的随后急冷(第一或第二级)，因此压缩机速率没有降低。对于36°F涤气器喂入(避免冷冻问题)的体系的能量节约预计约为0.44MMBtu/ST。
在优选实施方式中，本发明利用了基本上无水的液体NH3在脱水器中洗涤以及随后冷却在多级压缩机的第一和第二级之间取回的合成气。这影响了补充气体的纯化，也降低了压缩机功率需求。
本发明以提高加工步骤操作效率的方式整合了合成循环(synthesis loop)中的改进的纯化步骤。用液体NH3洗涤补充合成气来除去杂质(主要是H2O)使合成气能够与再循环气体混合并直接喂入合成塔中。更具体地说，补充气体的纯化使该气体与喂入压缩机第三或再循环阶段的NH3贫气混合，然后喂入合成塔。产物NH3在再循环轮中没有压缩，这节约了功率。合成塔排出物能够直接送入用于NH3冷凝的冷却/急冷体系中，由此避免了被补充气体稀释并降低冷冻需求。这样，功率消耗与现有体系相比也降低了。产物NH3在再循环压缩之前被除去。
与现有方案相比，本发明降低了所需的压缩功率和操作能量，使得可以提高工厂生产能力，降低压缩机速率，在压力高到足以达到充足的纯度且不求助于进一步的操作步骤的压力下进行纯化步骤(除去H2O和其它氧化杂质)，省略了某些现有方案中需要的中间阶段冷冻中的受禁止的昂贵压缩机。
特别是，根据本发明方法提供了制备氨的改进方法。该方法包括在多级压缩机中压缩包括氢气和氮气的合成气，该压缩机的每一级具有与其连接的入口和出口；在一定条件下将氨反应器中的压缩合成气与适当催化剂接触以促进部分(而不是全部)合成气中的氢气和氮气反应成为氨；从反应器排出物流中分离产物氨，所述物流是从氨合成塔中排出的；并将部分含有未反应氢气和氮气的反应器排出物流再循环到多级压缩机中。该方法包括从压缩机中排出补充合成气流，冷却和脱水排出的合成气流，脱水步骤是通过将排出的合成气流与液体氨接触进行的，并将冷却和脱水合成气流返回到压缩机中。其改进包括，排出的合成气流是从压缩机第一级的排出口排出的，在压缩机第二级的入口返回到压缩机。
本发明的另一方面是，全部合成气流在压缩机的第一级的排出口排出并冷却和脱水。
在本发明的特殊方面中，多级压缩机是三级压缩机，合成气在大约800-900psia压力下是从第一级排出的，在大约1800-1900psia压力下是从压缩机第二级排出的，在大约2000-2100psia压力下是从压缩机第三级排出的。
本发明的一个方面，排出的合成气流在返回到压缩机中之前被冷却到大约-20.5℃至-26.1℃(-5°F至-15°F)。
本发明的另一方面，合成气流从脱水器中不经加热而返回到压缩机中。
本发明的另一方面是，排出的合成气流的H2O浓度在返回到压缩机中之前被降低到小于0.1ppm体积。
本发明还包括冷却从压缩机中排出的合成气来冷凝包括在其中的氨，并在引入氨合成塔中之前从合成气中分离冷凝的氨。
该合成气通常含有摩尔比大约为3∶1的氢气和氮气。
本发明的另一方面是提供一种通过在至少具有第一级和第二级的多级压缩机中压缩含有氢气和氮气的合成气来实施氨制备方法的设备，其中压缩机的每一级具有与其连接的入口和排出口。所述方法包括在一定条件下将氨反应器中的压缩合成气与适当催化剂接触，以促进部分(而不是全部)合成气中的氢气和氮气反应成为氨；从反应器排出物流中分离产物氨，所述物流是从氨合成塔中排出的。该方法还包括将部分含有未反应氢气和氮气的反应器排出物流再循环到多级压缩机中，并将补充合成气与脱水器中的液体氨接触，所述脱水器带有合成气入口、合成气出口和液体氨入口和液体氨出口。该设备的改进之处包括，压缩机安装有(a)合成气出口，其以液接方式(flow communication)将第一级的排出物与脱水器的合成气入口连接，和(b)合成气中间入口，其将第二级的入口以液接方式与脱水器的合成气出口连接，由此限定了合成气的流动路线，即通过脱水器从第一级的排出物进入第二级的入口。
优选的是，将合成气和液体氨的入口和出口安排成，液体氨逆流到脱水器的合成气中。
根据本发明设备的一个方面，本发明提供的设备还包括冷却合成气的热交换器和从其中分离H2O的液汽分离器，该热交换器和液汽分离器安装在压缩机第一级和脱水器的合成气入口中间的合成气的流动路线上。
发明的详细描述制备氨时，来自工厂前段的合成循环补充气主要由摩尔比大约为3∶1的氢气(H2)和氮气(N2)混合物组成。该气体还含有较少量惰性气体例如甲烷(CH4)和氩气(Ar)以及不需要的痕量杂质例如一氧化碳(CO)、二氧化碳(CO2)和水蒸气(H2O)。在氨的合成循环中，由于包括H2O的含氧化合物是合成催化剂的毒物因此必需在将气体引入到氨合成塔中之前将之除去。这种化合物易于氧化催化剂，对它具有毒害作用。
本发明在脱水器中利用液体NH3来吸收H2O和气体压缩机的中间阶段中来自补充合成气的微量其它杂质。这使得补充气体能够与再循环气体混合，并与合成塔排出物一起喂入到氨合成塔中，然后直接进入冷却/急冷系统。根据本发明，脱水器处理来自压缩机中间阶段的气体。对于大多数应用来说，例如具有两个补充气体压缩阶段的2000psia合成循环，涤气器在合成气压缩机的第二级的入口处处理气体并在中等压力下工作。对于这些设计来说，脱水器将在大约800-900psia压力下工作。对于较不普遍的三个补充阶段的高压合成循环(2500-3000psia)来说，脱水器安装在压缩机的第二级和第三级中间并在大约1200-1400psia压力下工作更好。
正是由于对NH3合成循环来说具有最佳的工作压力(取决于几个参数，大约为1500-2500psia)，因此涉及与NH3接触的H2O的除去工作来说也具有最佳的工作压力。对于1900-2000psia的标准合成循环操作来说，发现的除H2O的工作压力为800-900psia，这是两个压缩机箱中间的操作点。业已发现，该压力范围由于下面几个方面因而是最好的—提高了能量节约(对于能量需求为32MM Btu/ST的工厂来说，大约为0.50MM Btu/ST)—提高了压缩机的减速(对于合成气压缩机来说高达大约3％，对于冷冻压缩机来说大约为4-5％)
—提高了潜在的生产能力的增加(如果合成气压缩机涡轮受限，为3-4％)—降低了复杂性(前段没有NH3的再循环)—降低了资本投入(不需要特别昂贵的构成物质，不需要对合成气压缩机进行改型，不需要额外的交换器例如用于高压的涤气器入口冷却器，不需要额外的中间阶段冷冻)。
下面的描述涉及利用三级合成气压缩机(两级补充气和一级再循环气)的标准NH3合成循环。对于该合成循环来说，本发明中的脱水器位于第一二级压缩中间。该位置对于上面给出的多个理由来说是最佳位置(最佳工作压力)。
参考唯一的附图
，该附图简要说明了在标准2000psia氨合成循环中的脱水器，来自公知的前面步骤(例如烃原料的重整气流，随后通过变换炉(shift conversion)、CO2移除以及甲烷化)的补充合成气流1在压力大约为300-400psia下进入。根据上游设计，该压力可以进行某些变化，但是这对本发明没有影响。该气体主要由摩尔比大约为3∶1的反应物氢气(H2)和氮气(N2)组成。通常存在少量其它组分例如甲烷(CH4)和氩气(Ar)(大约总共为1％)。还存在含氧杂质例如一氧化碳(CO)、二氧化碳(CO2)和水蒸气(H2O)。一氧化碳事实上已经通过上游的甲烷转化器从气流1中除去，但是H2O在将合成气引入到循环中并让它进入NH3合成塔60中之前必需除去。
气流1在合成气离心式压缩机的第一级50中被压缩到大约800-900psia。从第一级中出来的气流2被分出一部分作为气流3，该气流3回到工厂前端用作加氢脱硫气体，这在本领域是公知的。大部分气流2通过气流4流入热交换器52(可以由几个不同单元组成)并在其中冷却到大约4.4℃(40°F)。存在的大部分H2O被冷凝并在鼓53中分离并作为气流7离开体系。
含有大约160ppmH2O的气流6是离开鼓53的气流并流入脱水器54，在此用包括在气流26中的基本上无水的NH3洗涤。脱水器54是多种公知气液接触设备中的一种，所述气液接触设备将气相和液体彼此亲密接触以进行扩散交换。汽相中水在脱水器53中被液相中的氨吸收，该脱水器54通常可以是利用泡罩板、筛板、填料或任何适用的公知方法的塔来进行亲密的气液接触。对于该应用来说，泡罩板对于确保适当的气液接触来说是优选的，这是由于一定量的液体保留在每个板上。该气体与除去大多数杂质和基本上所有H2O的液体NH3逆流接触。在脱水器54的塔中，气体向上流动，与向下流动的液体接触。吸收中，吸收的组分随着向柱上的移动而消耗在汽相中，并随着向下流动而增加在液相中。
排出气体中的最终水含量将与离开该级的液体平衡(接近纯NH3，带有非常少量的H2O)。排出气体的水含量必需低于10ppm，这样再循环气体稀释后的合成塔喂入气体中将含有不超过1-2ppm的H2O。在实际应用中，希望，水含量必需足够低，基本上检测不到。通过计算，气流中H2O浓度在第一理论塔板后降低到小于0.1ppm，第二理论塔板后基本上为0。尽管希望H2O含量这样低，但是即使塔顶流出物的H2O含量更高一些(达到大约5ppm)，脱水器的效率也没有实质性的降低。US3,349,569中报道的有关水/氨平衡式的实验数据说明，离开脱水器54的塔顶物流8中H2O含量将令人满意地低(对于入口浓度和工作压力来说，校正后在1ppm范围内)。产生实质性的冷却作用来提供蒸发NH3所需要的热，所述NH3用于使气体饱和。脱水的涤气器塔顶流出物作为气流8离开，其温度大约为-10°F，含有大约3.5％NH3。保持包括脱水器54的塔底的液量，净液体作为气流27离开。
塔顶流出物流8在压缩机的第二级56被压缩到大约1900psia。然后，来自第二级56的排出物流9与来自物流31的再循环气体混合形成物流10，该物流10在压缩机的第三级57中被进一步压缩到大约2030-2080psia。第三级57有时称作“再循环轮”。准确的排出压力取决于合成循环压降，该压降是具体循环设计、生产能力、NH3转化率和其它参数的函数。然后，补充气和再循环气的混合气流11离开压缩机的第三级57，在喂入/排出热交换器59中预加热。然后，预热气体作为气流12(含有大约2.3％NH3)流入氨合成塔60中。在此，通过催化剂发生NH3的合成反应，该反应用下述等式表示
合成塔离开气流13(含有大约12-20％的NH3，通常大约为15-17％的NH3)流过热回收热交换器61。气体以物流14离开该热交换器61，并在热交换器59中进一步冷却，并作为物流15离开。气流15的进一步冷却是在热交换器62中利用冷水来进行的。从水冷交换器62中出来的气流作为物流18，该物流18被分成物流16和17，分别进入热交换器64和66。用合适的冷冻剂例如NH3进行的其它冷却在热交换器64中进行，该热交换器64可以由几个逐步更冷的冷冻级来组成。冷冻回收是在热交换器66中进行的。然后，各个离开物流19和20组成流入产物分离器67的物流21。此处，NH3产物作为液相流23移出。气相物流22回到用于上述冷冻回收的热交换器66中。在重新加热的气流30中分出更小的物流32，将该物流32用燃料油清洗以除去惰性气体。大多数物流作为再循环物流31返回到压缩机中。应当指出的是，在说明的排列中没有要求清除气体(线32)激冷器和分离器。
来自产物分离器67的液流23分出一部分作为物流25流入脱水器54。物流25的压力通过流动控制阀55降低，来自阀55的离开物流26流入脱水器的顶部。来自产物分离器67的剩余高压液体作为物流24流入排放槽(letdown drum)69中。该容器在大约250-270psia的低压下工作。脱水器底部液体NH3流27(含有H2O和从补充合成气中移出的微量其它杂质)通过流量控制阀71排出，并通过物流33送入槽69中。液体NH3产物、气流29移出排放槽69底部的同时，闪蒸气流28离开排放槽69顶部作为燃料。
参考附图，通过塔顶物流8离开脱水器54的气体温度和其NH3浓度由于是喂入气体的温度(物流6)、液体NH3温度(物流25和26)和工作压力的函数，因此多少有些变化。通常，最好是降低工作温度(对于物流8降低到大约-20°F)，这是由于这降低了NH3的蒸汽压并降低了补充气中NH3的量，最终降低了通过物流12喂入氨合成塔60中的合成塔喂入气体中NH3的浓度。当整个合成塔中NH3浓度升高程度最大化时，所需的能量最少。还有，更低的压缩机入口温度降低了其它位置描述的入口体积流速、所需功率和速度。当热交换器52的温度相当高时(例如，当他不是冷冻激冷器时)，较好的做法是进一步冷却，将物流6的温度降低到大约40°F。
对于送入脱水器54顶部的物流25中使用的洗涤液体的量，也可以有些改变。它至少等于NH3蒸发的量，以避免在脱水器中蒸发到干燥。实际上，应当对计算的最小量给予一定余裕，这样该量至少应当是离开分离器67的物流23的10％。当物流25的温度非常接近于脱水器54顶部温度(例如-10°F)时，物流25/26供应的洗涤液体的量对脱水器的热平衡几乎没有影响，因此，其流量应当是物流23的10-15％。当物流25温度更高(例如-2°F)时，其流量应当降低到物流23的大约10-15％，这是由于更大的量引起稍微变热的趋势，使进入塔顶的NH3增加的极少。当物流25温度更低(例如-18°F)时，该量增加到物流23的至少15％-20％，这是由于增加的流量产生冷的趋势，降低了脱水器塔顶流出物中NH3的浓度。
脱水器54可以是利用少量板(优选泡罩板)的柱子，底部有一装有保持在控制量下的液体NH3的槽。可以利用用于合成气压缩机的kick-back冷却器(图中没有示出)，在再循环条件下(启动过程中)进行操作。也可以在压缩机出口处安装一分离器(图中没有示出)，在一般不太可能的情况下，必要时移除压缩机带出的油。洗涤步骤中，没有必要提供NH3泵来向脱水器54中供应液体NH3。这是由于，脱水器54是在中压下工作，远远低于供应液体NH3的分离器67的压力。这比需要泵和备用泵的现有高压涤气器变体具有明显的改进。例如，在普通2000psia合成循环中，分离器67的压力大约为1950psia，而脱水器54的压力大约为800-900psia。应当说明的是，洗涤仅仅限于补充物流，对于例如US1,830,167和加拿大专利257,043中要求的混合补充气/再循环气并不需要。
某些合成循环管路的改变对于用本发明的脱水器来更新现有工厂(当然，不是对于新工厂)来说是必要的。压缩机再循环轮出口与热交换器59的管侧入口相接。来自热交换器59的外壳侧的合成塔排出物流入热交换器62入口。来自分离器67的闪蒸气体在流过热交换器66的管侧并清除抽取(withdrawal)后，流入再循环轮入口。需要从分离器67到脱水器54，以及从脱水器底部到槽69的少量液体NH3管线。
本发明与现有操作方案相比具有下述一个或多个特点及优点。
合成补充气纯化是在一个步骤中达到的(脱水器中)，而现有技术利用了多个步骤。与此相比，US3,349,569表明，NH3在压缩机各级之间的吸入式涤气器之后被压缩来洗涤并进一步纯化该气体。本发明通过降低例如US3,349,569中所需的压缩机中间阶段的冷冻需求而降低了投资和操作费用。此外，避免了不需要的将NH3再循环到工厂的前段，这对于US3,349,569的吸入式涤气器来说是需要的。
合成气压缩机速率的降低是通过转换为从压缩机中间阶段取出的脱水器气体而达到的；更具体地说，通过转换来自压缩机第一级和第二级之间的脱水器气体而达到。例如，参考附图，将从压缩机第一级50中的气体作为脱水器气体。如上所述，该转移的气体在热交换器52中冷却，并在大约-23.3℃(-10°F)下，通过物流8流入压缩机第二级56中之前在脱水器54中脱水。正如下面详述的那样，这降低了压缩机第二级和第三级(再循环轮)的载荷。该效果在现有操作方案中是没有的。第二级入口温度更冷，脱水器出口处大约为-10°F，与其相比，标准现有方案中大约为40-45°F。更低的温度降低了压缩机第二级的负载。还有，第二级的排出温度相应较低，这是由于他是通过等式T2＝T1*(P2/P1n-1/n-1)确定的，其中T1是入口温度，T2是出口温度，P1是入口压力，P2是出口压力，(n-1)/n＝(k-1)/(k*ep)，其中k＝Cp/Cv，ep是压缩机的多变效率。Cp是恒压下的比热，而Cv是恒容下的比热。
较低的入口温度造成较低的排出温度。这意味着，再循环轮的混合入口温度比标准现有设计的更低，这是由于与再循环物流混合之前，第二级排出物没有冷却。在该方法中结合使用脱水器能够增加生产能力，如果合成气体压缩机驱动功率的输出限制了生产，就增加大约3-4％，如果冷冻压缩机驱动功率输出限制了生产，就增加大约8-9％。与现有方案相比，在方法中结合脱水器使得工作条件较为温和，这意味着不需要特殊的低温构筑材料(即那些用于温度低于-20°F的材料)。
在方法中结合脱水器降低了合成循环压降，该压降比US3,349,569的吸入式涤气器降低了大约5％。本发明系统中，脱水器塔顶排出物的NH3含量为3.5％(对于吸入式涤气器为4.9％)，喂入合成塔的NH3含量更低，例如2.3％，而吸入式涤气器为2.6％。这对于给定生产能力来说降低了循环，因此降低了压降。
由于比现有设计至少更完全地去湿，合成塔的安全和连续操作得到了保障。除水应当在包括对该目的有贡献的特殊设计的塔的脱水器中完成，而不是像现在这样，当压缩机排出物流通过激冷器和管线流入分离器时，与液体NH3随机地接触。后一种方法描述在US1,815,243中。
本发明的脱水器仅仅用来处理补充气，而不是如US1,830,167和加拿大专利257,043所示的补充气和再循环物流的混合物。这大大降低了其尺寸和费用。
脱水器的操作是连续的，因此比使用分子筛的现有技术更简单。这样，本发明体系中不需要如分子筛方案中的昂贵的、高维修费用的变换阀。此外，本发明体系的安装费用远远低于分子筛体系(60-70％)。脱水器能量节约可以与分子筛体系获得的相媲美。
如上所述，脱水器的除水洗涤步骤有利地位于合成气压缩机的第一级和第二级之间。中间阶段脱水由于多个原因因而是优选的，所述原因包括降低能量需求，降低合成气压缩机速度需求和增加生产率。
本发明脱水器操作的高压(例如大约800-900psia)对于达到适当的、基本上完全的除去H2O而不需要求助于与液体NH3进一步接触来说是令人满意的。利用脱水器在高压下用液体NH3来擦洗补充合成气来除去杂质(主要是H2O，也有痕量CO和CO2)，使补充合成气适合于催化NH3的合成。脱水器中仅仅一个液汽接触的理论阶段后，H2O的除去基本上完全，仅残留0.1ppm，产生令人满意的合成塔性能和长的催化剂寿命。标准氨合成塔催化剂供应商在喂入流中指定了最大氧原子含量为3ppm。大多数普通合成循环体系采用了二级闪蒸(参见US1,815,243和3,350,170)，并依赖于交换器中冷凝NH3和合成气中间的接触来完成H2O的除去。业已发现，现有方法对H2O的除去远没有完全，某些测试表明，合成塔喂入气体中含量为15ppmH2O。尽管这对于标准氨合成催化剂来说是足以令人满意的(尽管它缩短了催化剂寿命)，但是这对于目前开发的贵重金属氨合成催化剂来说是无法接受的。
根据本发明，合成循环是为最佳操作和最大能量节约而重构的。利用脱水器干燥中间阶段合成气的结果是H2O被除去，因此合成循环的重构是可能的。洗涤的补充气能够与贫NH3循环气混合并直接喂入氨合成塔(图中的60)。然后，直接将氨合成塔排出物送入冷却/急冷步骤(避免用补充气稀释)并且节约冷冻功率。然后，将NH3除去后(图中的分离器67)以及清除上提(通过图中的管线32)后的再循环气被输送到压缩机的第三级(再循环)。产物NH3在再循环阶段中没有被压缩，这节约了能量。还有，对于固定的氨合成塔出口压力来说，合成循环的重构降低了合成气压缩机的输出压力。这是由于，压缩机和合成塔之间的设备比现有方案中的更少。这是降低功率和降低能耗的一个方面。重构循环中，降低能耗的主要原因是，通过脱水器引入的过量NH3由于提高了合成塔排出物的露点，能够在循环中用冷水冷凝而无需冷冻急冷剂。因此，在合成气压缩机功率中赢得了巨大的收获，而不牺牲冷凝压缩机中的功率。由于输入压缩机第三级或再循环轮(图中57)直接连到氨合成塔上，因此氨合成循环中的这种重构能够使热交换器(图中61)具有更高程度的热回收，该热交换器通过与氨合成塔(图中60)排出物的热交换来加热喂入锅炉的水。相反，如US1,815,243和3,350,170一样，现有设计中的这种能量是同二级闪蒸设计一样直接冷却水交换器。重构该合成循环而实现的另一个收获是省略了洗涤气激冷器和分离器。不管该设计是新的还是改进的，这都节约了新设计中的投资并节约了能量。其原因是，根据本发明的实施方式，洗涤气是根据本发明重构的合成循环中连续的冷冻级急冷的，而现有设计中仅仅在最冷的级别中急冷。总而言之，大约0.5MM Btu/ST产物的相当大量的总能量节约是利用本发明的中间阶段脱水器而得到的(“ST“＝产物NH3的短吨或2000磅)。
即使当原始合成循环重构被保留，位于压缩机第一级(图中50)和第二级(图中56)之间的脱水器(图中54)也可以用于优化合成气中水(或其它杂质)的除去。没有了上述通过重构合成循环而实现的可观的节能有益效果，合成气压缩机中节约的能量就几乎被更高的冷冻功率需要所抵消。此时主要的收获是由于降低了H2O含量而明显提高了合成塔催化剂的寿命。还有，载荷将从合成气压缩机中转移到冷冻压缩机中。合成气压缩机将实现速率降低大约2％。这对于合成气压缩机受限并且冷冻压缩机中存在额外的生产能力(例如寒冷地区或温暖地区中的冬季)的工厂来说是有利的。在这些条件下，工厂的生产能力更高。
根据本发明的实施方式，洗涤步骤位于合成气压缩机的第一级和第二级之间(图中50和56)。该位置由于下面多个方面原因而较为优越，这些原因包括，降低能量需求，降低合成气压缩机速率需求和增加产物生产效率。温和的操作条件意味着，不需要特殊的低温材料，对于已经存在的工厂的重新整修，能够保留已经存在的冶金材料。新工厂中，低温冶金材料的需求量有所降低。上提、脱水和第一级和第二级之间的冷却避免了不需要的到工厂前段的NH3循环，而如Nebgen的US3,349,569中那样使用吸入式涤气器时就会发生所述循环。
脱水器的高压(大约800-900psia)对于合适地、基本上完全地除去H2O是令人满意的，其无需象US3,349,569那样求助于进一步与液体NH3接触。
本发明避免了深入的中间阶段冷冻需求，这是由于不需要冷却和深入急冷压缩机中间阶段气体来冷凝NH3。相反，US3,349,569中提到的用于达到深度冷却(-5至-50℃(23至-58°F))的冷冻功率将等于或超过用于该方案中合成气压缩机中节约的功率。还有，避免了现有方案中需要的大量投资。对于重新整修(现有工厂的改造)来说，仍然能够使用现有的脱水器热交换器上游部分。
第一级和第二级之间的合成气的中间阶段冷却有利地影响合成气压缩机的两个阶段而不仅仅是一个阶段。设备改型已经用于大多数普通应用的压缩机设计中，该压缩机在相同的情况下结合了压缩机的第二级和第三级(再循环)，利用再循环轮压缩补充气和再循环合成物流的混合物。来自脱水器的急冷气体进入压缩机的第二级，压缩后，排出温度由于通过T2＝T1(n-1)/n的关系设定而更冷。然后，该物流没有经过进一步冷却就与再循环气混合，因此混合物流温度更低。较低的第二级和第三级的入口温度造成两个阶段功率需求较低，这是由于这些温度是利用公知的多变关系确定，即P＝K/ep*MPH*T1*Z*n(n-1))*P2/P1(n-1)/n-1)，其中P为功率，K为常数，MPH为每小时的摩尔流速，Z为压缩系数，ep，n，P1，P2和T1同上面定义的一样。如下所述，第二级入口的冷却超过了增加的摩尔流速所抵消的量，其中仅仅该阶段就实现了7％的功率节约。上述等式中的其它系数基本上是恒定的，设定为P＝(460-10)/(460+41)*(1.035/1.000)＝0.93。
对于再循环阶段，入口温度由于上述原因而降低。还有，入口温度和流速(由于产物NH3没有被压缩)有利地受循环重构影响，因此实现了12％的功率节约，如下述计算所示P＝(460+114)/(460+150)*(0.935/1.000)＝0.88。
另外，再循环功率还由于更低的压降而多少有些降低。第一级功率基本相同，因此合成气压缩机的总功率降低大约为6％。这简单地通过下述等式表示P＝(1.0*0.36)+(0.93*0.36)+(0.88*0.28)＝0.941。
当然，当利用脱水器时，为了满足压缩机性能曲线，在各级之间存在某些功率的再分布。这造成第一级的压力比较低，和相应的第二级的压力比较高。还有，整个功率节约保持在大约6％。还有，入口体积流速更低，造成更低的压缩机速率(重构合成循环中大约3％)，以及相应地更低的操作严格性。该优点(脱水器正面影响两个阶段)在现有设计不能实现的。
在较高压力下，液体NH3从下流分离器供应给洗涤步骤。常规操作中不需要泵。
洗涤仅仅限于补充物流，而不是象US1,830,167和257,043那样，洗涤补充气加上再循环气流的混合物(提起注意的是，US3,349,569中仅仅洗涤补充气流)。
合成循环的压降低于采用吸入式涤气器的压降，例如US3,349,569所示，假设各级之间没有再对NH3压缩。这是由于与现有吸入式涤气器相比，脱水器(54)的塔顶流出物中NH3浓度更低(3.5％对4.9％)，脱水器的压力更大(850对350psia)。因此，喂入氨合成塔(60)中的NH3浓度比现有方案中的更低(2.3％对2.6％)。在合成塔出口NH3浓度固定的情况下，与US3,349,569相比，本发明方案中跨过合成塔的浓度变化更大，这对于给定生产能力和更低压降来说，循环更少。这也造成更低的再循环功率需求。
用于洗涤的液体NH3的量通常为来自高压分离器总液体的10-15％。通过降低所用的液体氨的量，减少了向合成循环中再次引入惰性气体，同样降低了液体管线、阀门和洗涤设备的大小和费用。
补充气体在洗涤之前预先冷却(通常在冷冻激冷器中大约为38-45°F)。预先冷却之后，通过分离鼓除去冷凝的H2O。这降低了饱和气的H2O含量和涤气器的载荷。预先冷却也降低了脱水器塔顶流出物气流中的NH3含量，以及相应的合成塔进料中的NH3含量。此外，降低了塔顶流出物温度，对压缩机功率和已经涉及到的速度具有最有利的影响。
更不普遍的氨合成工厂利用2500-3000psia的合成循环，其中使用了四级压缩机(三个补充气阶段，一个再循环阶段)。通常，两个补充阶段包括在压缩机的第一压缩箱中，压缩机的第二压缩箱具有四喷嘴设计。此处，脱水器例如脱水器54能够放置在第一补充气阶段之后，第二补充气压缩阶段之后，或者处于第三补充阶段后的合成循环压力下。简而言之，补充合成气可以从压缩机到达任何中间压缩阶段的脱水器中，并在下一级的入口处返回到压缩机中。
然而，优选的是，此时，由于三种原因，气体应当在第二补充阶段之后分离。在该压缩阶段，压力应当足够高以确保H2O的适当排出。同时，急冷效果应当有益于第三补充气压缩阶段，因此降低其功率需求和速率。最后，在改造的工厂中，该位置本来就有激冷器。
对于如此高的压力合成循环来说(2500-3000psia)，将脱水器放入压缩机的第二级和第三级之间更好，并在大约1200-1400psia的压力下操作。因此，在这种四级压缩机构型中，合成气在大约1200-1400psia压力下从压缩机的第二级排出，并在大约2500-3000psia压力下从压缩机的第四级排出。
本领域技术人员应当理解，可以对上述具体实施方式
进行多种改变，但是这些改变应当包括在后面权利要求限定的本发明范围之内。
权利要求
1.一种制备氨的方法，包括在多级压缩机中压缩包括氢气和氮气的合成气，该压缩机的每一级具有与其连接的入口和出口；在工作条件下将氨反应器中的压缩合成气与适当催化剂接触，所述条件促进了部分而不是全部合成气中的氢气和氮气反应成为氨；从反应器排出物流中分离产物氨，所述物流是从氨合成塔中排出的；并将部分含有未反应氢气和氮气的反应器排出物流再循环到多级压缩机中；从压缩机中排出补充合成气流；冷却和脱水排出的合成气流，脱水步骤是通过将排出的合成气流与液体氨接触进行的；并将冷却和脱水合成气流返回到压缩机中；其改进包括，排出的合成气流是从压缩机第一级的排出口排出的，并在压缩机第二级的入口返回压缩机。
2.根据权利要求1的方法，其中全部合成气流在压缩机的第一级的排出口排出并冷却和脱水。
3.根据权利要求1或2的方法，其中多级压缩机是三级压缩机，补充合成气在大约800-900psia压力下是从第一级排出的，在大约1800-1900psia压力下是从第二级排出的，在大约2000-2100psia压力下是从压缩机第三级排出的。
4.根据权利要求3的方法，其中在压缩机的第二级和第三级之间没有对补充合成气进行冷却。
5.根据权利要求3的方法，其中合成气流是在返回到压缩机中之前被冷却到大约-20.5℃至-26.1℃(-5°F至-15°F)。
6.根据权利要求1或2的方法，其中合成气流不经重新加热从脱水器中返回到压缩机中。
7.根据权利要求3的方法，其中排出的合成气流的H2O浓度在返回到压缩机中之前被降低到小于0.1ppm体积。
8.根据权利要求1或2的方法，其中合成气含有摩尔比约为3∶1的氢气和氮气。
9.根据权利要求1或2的方法，还包括冷却从压缩机中排出的合成气来冷凝包括在其中的氨，并在将其引入氨合成塔中之前从合成气中分离冷凝的氨。
10.一种通过在至少具有第一级和第二级的多级压缩机中压缩含有氢气和氮气的合成气来实施氨制备方法的设备，其中压缩机的每一级具有与其连接的入口和排出口，所述方法包括在工作条件下将氨反应器中的压缩合成气与适当催化剂接触，来促进部分而不是全部合成气中的氢气和氮气反应成为氨；从反应器排出物流中分离产物氨，所述物流是从氨合成塔中排出的；并将部分含有未反应氢气和氮气的反应器排出物流再循环到多级压缩机中，并将合成气与脱水器中的液体氨接触，所述脱水器带有合成气入口、合成气出口和液体氨入口和液体氨出口，该设备的改进之处包括，压缩机安装有合成气出口，所述合成气出口以流体连接方式将第一级的排出口与脱水器的合成气入口连接，安装有合成气中间入口，将第二级的入口以液接方式与脱水器的合成气出口连接，由此限定了合成气的流动路线，即通过脱水器从第一级的出口进入第二级的入口。
11.根据权利要求10的设备，其中合成气和液体氨的入口和出口安排成，液体氨逆流到脱水器的合成气中。
12.根据权利要求10或11的设备，还包括冷却合成气的热交换器和从其中分离H2O的液汽分离器，该热交换器和液汽分离器安装在压缩机第一级和脱水器的合成气入口之间的合成气的流动路线上。
全文摘要
一种合成氨的方法，包括在多级(50，56和57)离心压缩机中压缩包括氢气和氮气的合成气。在压缩机的第一级中将该合成气压缩到约800－900psia的压力，并将合成气从中移出，将其冷却并通过与脱水器(54)中的液体氨接触进行脱水。然后将冷却的、脱水的合成气返回到压缩机中并引入其第二级(56)中。该中间阶段的冷却和脱水使得可以降低压缩机速度并显著节约能耗，这是因为压缩机最后两级(56，57)脱水器(54)的令人满意的效果。由于可以减少合成循环的冷冻需求，可以实现额外的能量节约。进行该方法的装置包括安装有合成气出口(2，4和6)的离心压缩机，所述合成气出口连接压缩机第一级(50)的出料口和脱水器(54)的合成气入口，还包括合成气中间入口(8)，其以流体连接方式连接压缩机第二级(56)的入口和脱水器(54)的合成气出口。
文档编号C01C1/04GK1407950SQ01806004
公开日2003年4月2日 申请日期2001年3月2日 优先权日2000年3月3日
发明者杜威·奥伦·穆尔 申请人:工艺管理有限公司