专利名称：从氨驰放气回收氢气和氮气的制作方法
技术领域：
本发明涉及从含有氢气和氮气的补充气(make-up gas)合成氨的领域。更详细地，本发明公开了用于从取自合成氨装置的高压合成回路的驰放气(purge gas)回收氢气和氮气以及任选地氩气的新的工艺和单元。
背景技术：
生产氨的已知工艺包括在通常于80-300巴压强左右操作的高压(HP)合成回路中包含氢气(H2)和氮气(N2)的补充合成气的催化反应。补充合成气在前端段，合成回路上游，通过重整适合的烃进料例如天然气而产生。例如，烃进料被脱硫，之后在初级重整器中被蒸汽重整，获得800°C左右温度的包含CO、CO2和H2的第一气体产物；第一气体产物进一步与空气、富集的空气或氧气在第二重整器或自热重整器(ATR)中反应，获得1000°C左右 的第二气体产物；所述第二气体产物之后在设备的一系列部分包括变换器(其中CO转化为二氧化碳和氢气)；C02去除单元和甲烷转化器中处理。通常具有多级压缩机的主压缩段将补充合成气进料至HP合成回路中。生产氨和工艺和生产氨补充合成气的工艺公开在例如EP-A-2 022 754中。从前端段向合成回路提供的合成气被称为补充气或MUG，所述气体包含摩尔比3 I左右的H2和N2以及少量的通常1%摩尔(摩尔％ )左右的不反应的组分，通常称为“惰性物”。惰性物主要是甲烷(CH4)和氩气(Ar)。惰性气体在合成回路中加速循环气体并且它们的浓度受到从回路撤出驰放气流的控制。驰放气提取点通常位于补充气进入的上游；优选地，在所述惰性气体的浓度较高的地方。通过所述驰放气提取，惰性气体的浓度通常控制在5摩尔％至20摩尔％。由于甲烷的相对浓度，驰放气通常作为燃料回收。然而驰放气含有大量的氢气和氮气，通常5%至10%的MUG的总H2和N2含量。回收驰放气的氢气和氮气含量有一个诱因除非被回收，否则，其必须通过提供另外的相对昂贵的MUG来补偿，作为进料天然气和工艺空气。回收氢气的已知工艺是基于膜的选择性渗透。包含一个或多个膜阶段的氢气回收单元(HRU)允许获得富氢的渗透气和贫氢的气体。然而基于膜的系统的缺点是氢气富集气体可在比合成回路的压力小得多的压力下制得。由于这一原因，所回收的富氢气体通常在合成气压缩机的第一级和/或随后的级的进气处重新引入工艺，其中其随着新鲜的补充气一起被重新压缩直到回路压力。这意味着压缩机的负载和能量消耗都增加，或者换句话说，驰放气的高压在HRU中被损失。另一个缺点是膜渗透对H2具有选择性，意味着驰放气的N2含量从工艺中损失并且被排出至工厂燃料系统中。
发明内容
本发明的目的是以更高效的方式回收从合成氨装置的合成回路获取的驰放气气流中的有用气体成分。因此，本发明的第一个目的是回收氢气(H2)，而与已知技术相比，补充合成气压缩机的负载没有增加或增加较少；本发明的另外的目的是同样有效回收氮气(N2)以及同样任选地作为单独的气流的氩气(Ar);本发明的另外的目的是从回路循环气体除去惰性气体(尤其是甲烷)而不损失反应物H2和N2 ;增加循环气体的反应性，由此减少氨合成设备的大小以及合成气压缩机的能量消耗。上述目的由用于从包含氢气和氮气的补充气来合成氨的合成氨装置来实现，所述装置包括-以回路压力操作的合成回路，所述回路至少包括循环器和合成转化器；-弛放线(purgeline)，以回路压力从所述合成回路提取驰放气流；所述驰放气流包含氢气和氮气，以及甲烷和/或氩气； -回收单元，其被构置以回收引入所述回收单元的驰放气进料的一部分氢气和氮
气含量;特征在于所述回收单元包含至少一个热交换器，以冷却所述驰放气进料，以及高压分离段，其包含在所述回路压力下操作的至少一个高压相分离器，所述热交换器和分离段以下列方式布置a)进入所述回收单元的驰放气进料在所述回收单元的热交换器的至少一个通道中冷却，降至适于获得在一个或多个下游相分离器中甲烷和氩气的至少部分液化的低温;b)所述驰放气的液化部分和处于回路压力的含有氢气和氮气的回收气体流在所述高压分离段中被分离，以及c)处于回路压力的所述回收气体流在所述回收单元的热交换器的至少一个通道内被重新加热，所获得的重新加热的气体流以所述回路压力从所述回收单元输出，并且返回到处于所述回路压力的所述合成回路。术语回路压力表示回路的压力，其可根据合成工艺而变化。回路压力通常高于50巴，大多数情况下在50至500巴的范围内并且通常在80至300巴的范围内。通常压力在150巴左右。驰放气处于所述回路压力，原因在于其直接从氨合成回路提取。引导至回收回路的驰放气进料可以是从合成回路获取的或者被预先处理例如已除去氨的驰放气。在本发明的一些实施方案中，将从回路获取的驰放气洗洗以去除氨溶液，并且之后将无氨气体通过适于去除水的设备例如分子筛，以便将干燥并且无氨的驰放气进料引导至回收单元。回收单元可以包含一个或多个相分离器。相分离器可被布置以在多个压力和/或温度水平操作。在一些实施方案中，回收单元包含处于不同压力并且级联布置的多个相分离器。所述级联包括在回路压力操作的至少一个第一高压分离器和在大大低于所述回路压力操作的至少一个第二分离器。级联的第二和任何随后的分离器接受来自之前分离器的液体出口 ；回收单元之后能够输出基本上处于回路压力的所述回收气流和处于较低压力水平的一个或多个另外的气体流。处于较低压力的所回收的氢气和氮气可被引导至补充合成气压缩机的进气阶段或其中间阶段。所述高压(HP)分离段可包括一个或多个相分离器，所有都在回路压力操作。在一些实施方案中，高压分离段包含多个在不同温度操作的相分离器，即第一相分离器，处于比第一分离器更低的温度的至少第二分离器以及最后处于甚至更低温度的另外的分离器。在这些实施方案中，所述高压分离段的第二和任何随后的分离器接受在所述段的之前的分离器中分离并且在中间的热交换器中冷却的气相。高压分离段的多温度布置可与多压分离组合。在一个实施方案中，例如，回收单元包括第一高压分离器；在较低温度操作的第二高压分离 器；冷却在所述第一高压分离器中分离并且引导至所述第二高压分离器的气体流的热交换器；在大大低于所述回路压力的更低的压力操作的另外的分离器。之后回收单元能够输出基本上处于回路压力的包含氢气和氮气的气体流以及处于更低压力的包含氢气和氮气的至少另一个气体流。优选地，回收单元包括被布置以膨胀在所述一个或多个相分离器中获得的液流的至少一个膨胀设备，以提供所述回收单元的至少部分净制冷。所述膨胀设备是例如减压涡轮机或膨胀器或普通阀。回收单元所有的热交换器、相分离器和膨胀设备可被布置在冷箱中。回收单元的一个或多个热交换器的优选的实施方案是多通道热交换器。作为非限制性实例引用的可能实施方案包括板翅换热器或缠绕管式交换器或者印刷线路式热交换器或者管壳式单元。然而任何已知类型的热交换器都可使用，热交换器的类型不是本发明的必要特征。如下文将讨论的，高压分离器之后可以是在较低压力操作的另外的分离器，所有都包括在冷箱中。高压分离段可包括一个或多个分离器容器、回流传质设备或回流管冷凝器。所述一个或多个膨胀设备可包含减压涡轮机(let-down turbine)、适于从膨胀回收一些机械功的液体膨胀器或者普通阀。高压分离段在回路压力操作，其应预期为从回路提取的驰放气的额定压力减去压力损失。实际上，所述段的一个或多个相分离器的工作压力是回路压力减去归因于氨和水的去除以及如果有的话通过任何上游设备例如一个或多个热交换器的压力损失。特别地，没有特别提供用于减少进料至回收单元的驰放气的压力的设备。在本发明优选的实施方案中，高压分离段以回路压力的至少90 %的压力工作。从回收单元以回路压力输出的包含氢气和氮气的回收气体流可返回循环器的进气处，优选地通过专用线的方式。上文所说的低温是优选地被选择以使引导至所述回收单元的驰放气进料中低于50%的氮气内容物被凝结，而多于50%的甲烷和氩气被凝结的温度。例如，所述低温可以是零下200°C至零下150°C，即70至120K左右。本发明的另一个方面是氩气作为单独气流的回收。相应地，回收单元包含蒸馏塔，其被布置以接受来自高压分离段(例如来自高压分离器或者当回收单元包含处于不同压力水平的级联的多个分离器时来自最低压分离器)的膨胀的底部流。所述蒸馏塔提供富集氩气的顶部蒸气，其优选地在从所述回收单元输出之前在回收单元的热交换器的通道中重新加热。本发明显著的优势在于所回收的氢气和氮气可以在本上与回收单元进料流的压力相等的压力下制得，这意味着在接近于回路压力的压力。例如，本发明优选的实施方案提供了在回路压力的90%或更大的压力下回收氢气和氮气。在这样的高压下回收的氢气和氮气可重新直接引入回路。优选地，本发明的回收单元可连接在循环器的进气处，更准确地，驰放气流可以在合成转化器段和与合成回路中的冷交换器平行放置的回收单元下游的某处获取，而所回收的气流返回循环器的进气处，以使合成气压缩机的功率需要不以任何方式受到影响。作为替代方案，其可以跨回路的循环器而连接(connect across):在循环器的出料侧合成转化器段上游获取驰放气而将包含所回收的氢气和氮气的气流在所述循环器的进料侧重新引入合成回路，意味着回收单元中的压力损失基本上等于跨所述循环器的压力差。这一压力差通常为3至10巴左右，取决于所选择的提取位点。如果需要，可布置小的压缩机以将所回收的气流重新压缩以便引入回路；然而所述压缩机的功率需求很小。由于以回路压力回收H2和N2，相对于常规装置，合成气压缩机的功率和流量的需求被降低，需要或不需要膜型HRU。根据本发明的回收单元的唯一显著的能量消耗是，如果有的话，压缩回路循环器中循环气流所需要的动力。 本发明的另一个优点是仏和队的回收高于常规的基于膜的系统。本发明所允许的处于回路压力的H2的回收与膜型HRU的85-90 %左右相比为高于90 %并且通常为97-98 %。处于回路压力的N2的回收通常高于50%。这是相对于驰放气中多于80%的N2从工艺中损失而被排放至燃料系统的膜型HRU的明显的改进。因此，向第二重整器的工艺空气供应可减少，接近化学当量值。应当注意的是在高压分离器中分离的所有气体H2和N2可引导至回路循环器的进气处。如上文所陈述的，实施方案中的一些可提供较低压力水平的另外的回收。然而所有较高压力分离器的顶部蒸气适于进料至回路的循环器的进气处是本发明的值得注意的特征。另一个优点如下。由于回路循环器压缩机的低功率增加(如果有的话)，相对于通常使用膜型HRU的常规合成回路设计，其可有利于显著扩大运送至回收单元的回路驰放气的份数。用于以低功率损失扩大驰放气流的这一能力具有下列优点-增加处于高压的N2的回收；-因为甲烷比N2或氩气更容易凝结，驰放气提取率的增加显著降低回路循环气中的甲烷浓度；反过来这一特征改善了氨合成转化器和合成回路的表现，原因在于循环气改善的反应性；而且，可耐受补充气中更高浓度的甲烷；-合成气压缩机的功率比传统装置中的更低，并且其尺寸更小，因为所回收的气流在循环气的进气处返回并且合成气净消耗是最小的；-装置的能量消耗更小；-纯氩气可在另外的塔中与甲烷分离并且作为候选的产品提供。根据权利要求9至15，本发明的一个方面同样是从氨驰放气回收氢气和氮气并且除去甲烷以获得更有活性的循环气而没有反应物氢气和氮气的损失的工艺。本发明可用于新的装置，以便设计具有较小的合成器产生设备、合成气和空气压缩机以及氨合成回路设备；以及摆脱合成段和压缩机瓶颈的改造。本发明的另一个方面是可调整回收单元的驰放气流动和操作条件以控制回路中循环的H2和N2的比例，同样提供稳定合成回路的组成和操作的方式，补偿装置前端可能的变化，例如工艺空气流的变化。优选地，驰放气的流速使得回路循环气具有非常低的惰性物(例如CH4和Ar)浓度而基本上没有反应物H2和N2的损失。现在将在对下列优选并且非限制性实施方案的描述的帮助下阐明本发明。
图I是特征在于在根据本发明的第一实施方案的单一压力回收单元中从驰放气回收氢气和氮气的用于氨合成的装置的图解。图2是根据另一个实施方案具有多压回收的装置的图解。图3涉及提供将氩气作为单独气流的回收的实施方案。图4公开了图I的变型，其中回收单元包含回流传质设备。
图5公开了图I的变型，其中回收单元包含回流冷凝器。图6是根据另一个实施方案的其中惰性物的分离以不同温度水平发生的装置的图解。图7和8公开根据本发明的回收单元的两个可能的布置。
具体实施例方式参照图I的第一实施方案，用于从含有氢气和氮气的补充气合成氨的装置包含以通常为高压例如150巴或更高的回路压力操作的合成回路I。回路I主要包括转化器2、热交换器3、循环器4和分离器5，来递送氨产品6。回路通过主压缩单元8的方式用补充气7进料。补充气7在装置的前端段生产，例如通过将适合的烃源以显著低于回路I的回路压力的压力重整。主压缩单元8将通过所述前端段递送的补充气的压力升高至回路的压力水平。压缩单元8通常是多级单元，在图中显示两个级8a和Sb。循环器4克服沿回路I自身的压力损失，包括转化器2、交换器3等…的压力损失，其通常为几个巴。补充气7包含对于氨合成反应来说为惰性的成分并且被称为“惰性气体”。惰性气体主要由甲烷和/或氩气组成。回路I中惰性气体的累积对效率具有负面影响。为了避免这样的累积，从回路I提取适合的量的驰放气。在图I的实施例中，氨驰放气10是在回路气体循环器4的下游位点从合成回路I提取的。驰放气10的压力基本上为回路压力。驰放气10包含一些氨，其优选地被回收。因此，气体10首先在包含将气体用水清洗的清洗设备12的段11中处理，以除去作为溶液13被回收的氨。无氨气体14之后使用适合的设备例如分子筛吸附剂15干燥。干燥的无氨的驰放气20然后流至低温回收单元100。无氨干燥气体20的压力仍基本上等于回路压力。由于设备12和15的损失，气流20的压力当然稍微低于回路压力；通常气流20的压力将比驰放气10提取位点处的回路压力低O. 3至3巴。气流20的温度通常在-30°C和+40°C (243至313K)之间。低温回收单位100包括绝缘冷箱101、多通道热交换器102、高压气液分离器103和膨胀设备104。膨胀设备104可以是膨胀器或减压阀。进入单元100的驰放气20在上文提及的热交换器102的通道102a中冷却至适合冷凝至少50%的氩气和甲醇的温度。优选地，选择所述温度以使其小于50%的氮气内容物被凝结并且所述流20的多于50%的氩气和甲烷含量被凝结。在一般情况下，适合的温度可在-150°C至_200°C的范围内。热交换器102的通道之后，获得低温冷却的流121，所述冷却的流121之后引导至分离器103，其中获得蒸气相122和液相124。在实施例中，离开分离器103的顶部蒸气122被重新加热至热交换器102的第二通道102b中的环境温度，由此获得包含处于回路压力的氢气和氮气并且具有减少浓度的惰性气体例如甲烷和氩气的回收流123。所述回收流123的压力允许直接重新引入回路1，优选地在回路气体循环器4上游的位点。具有较高浓度的甲烷和氩气的来自分离器的底部气体124，在膨胀设备104中被减压，其中其部分蒸发，由此产生温度上的下降。通过所述设备减压是大幅的，通常达到10巴以下的压力。所获得的部分气化的流125之后进入热交换器中第三通道102c，其中其充分气化并且重新加热至环境温度。包含驰放气的大部分甲烷和氩气含量的所述第三通道102c的输出流通常被用作燃料气。可注意到驰放气20通过热交换器由蒸气122和膨胀的流125冷却。对于总体上平衡热交换器102以维持气液分离器103的温度来说是必须的净制冷的至少一部分是通过液体流124的膨胀来提供的。如果由膨胀器104所给予的制冷是足够的，将不需要外部制冷，尽管这些制冷可以在任何适合的地方提供，例如通过氮气制冷回路。
膨胀设备104可以是减压阀或涡轮机，涡轮机的使用允许同时从液体124的膨胀回收一些功，但更重要的是通过做功，其比通过阀的层状结构降低了更多的流温度由此提高了热交换器的温度推动力，减少了所需要的交换面积并且减少了对另外的外部制冷的需要。包括多通道热交换器102、气液分离器103和减压设备104的组装件被装在绝缘的冷箱101中。多通道热交换器102可具有任何适合的构造，通常是板翅热交换器，但缠绕管式或者印刷线路式热交换器类型也是可替代的，尤其是对于非常高压的应用，例如在气液分离器中超过150巴。本发明的另外的实施方案提供了氢气和氮气的多压分离，其用于从驰放气较高的氢气回收，并且使得损失到燃料气体流中的氢气减少。参照图2的示例性实施例，回收单元200包含绝缘的冷箱201、具有通道202a至202e的多通道热交换器202、高压(HP)气液分离器203，其后是中压(MP)气液分离器205和低压(LP)气液分离器206。所述分离器级联地与膨胀设备204间隔连接，即来自分离器的底部液体经由各自的膨胀设备204通向之后的分离器。如在之前的实施例中，希望将在循环器4的出料侧从合成回路I除去的驰放气10在组块11中去除氨蒸气并且干燥，获得无氨干燥气体20。如上文所陈述的，所述气体20之后在多通道热交换器202的第一通道202a中冷却，优选地冷却至一定温度，从而使其少于50 %的氮气含量被凝结并且多于50 %的氩气以及尤其是甲烷被凝结。冷却的流211被导向HP分离器203，并且离开HP分离器的顶部蒸气被重新加热至热交换器的第二通道202b中的环境温度，形成处于回路压力的回收流223，其可在循环器4的进料侧被重新引入至回路I中。来自HP分离器203的底部液体224首先在减压设备204中减压并且之后以部分气化的状态进入MP分离器205。来自MP分离器205的蒸气230，包含溶解于其液体进料中的部分氢气，被重新加热至热交换器的第三通道202c中的环境温度。然后，所获得的MP氢气富集流203再循环至回路I。然而，当压力显著低于HP流223的压力时，所述MP流231被送回压缩级8，例如至第二级Sb的进气处。从这一布置看来明显的是MP分离器205中的压力应当稍微高于所述第二级8b的进气处压力。
来自MP分离器205的底部液体接下来在另外的减压设备204中被减压并且之后以部分气化的状态进入LP分离器206。来自LP分离器的蒸气240,同样含有溶于其液体进料的一部分氢气，被加热至换热器的通道202d的环境温度；所获得的LP氢气富集流241之后被再循环至压缩级8，通常至第一级8a的进气处。优选地，MP分离器205的压力是HP分离器203的压力的大约50%，并且LP分离器206的压力是所述HP分离器203的压力的大约25%。来自LP分离器206的底部液体在另一个膨胀设备204中被减压至通常小于10巴的压力，其中其部分气化为流225。这一流225之后进入热交换器的通道202e，其中其被充分气化并且再加热至环境温度，形成通常用作燃料气体的流226。膨胀设备204中的任一个可以是阀或膨胀器，例如液体膨胀涡轮机。如图I中的单一压力布置，在来自分离器底部的液体的压力减小中发生的部分气化通常提供足够的冷却以将单元200制冷并且维持气液分离器的温度而无需使用外部制冷，尽管这些制冷可 由例如氮气制冷回路来提供。如图2中的，多压氢气回收的优点是较高的氢气回收。例如，与单一压力的实施方案的95%左右相比，使用三个分离器203、205和206的实施方案可获得高于98%的&回收率。提供中间氢气回收的另外的级是可能的，特别是如果主压缩机8包括多于两个级的合成气压缩，并且之后促进了以多种压力的重新引入。使用两个压力水平的实施方案同样是可能的，通常仅提供HP分离器和LP分离器并且从LP分离器将蒸气再循环至合成气压缩机的第一级8a的进气处。另一个实施方案示于图3中，特征为将氩气作为单独的输出气流回收。回收单元300包含绝缘的冷箱301，具有通道302a至302e的多通道热交换器302，高压(HP)气液分离器303。气液分离器303之后是再煮沸的气提塔305和蒸馏塔306。所述气提塔305和塔306以比分离器303更低的压力操作并且膨胀设备304被布置在所述对象和塔306的下游之间。驰放气20在如上文在组块11中除去氨并且干燥后在第一通道302a中冷却并且所产生的流321引导至HP分离器303。气相322通过通道302b重新加热形成高压回收流323，包含氢气和氮气，其可被重新引入回路I中，例如，如在之前实施方案中于循环器4的进气处。在这一实施方案中，离开HP分离器303的底部液体324通过阀304减压进入重新沸腾的气提塔302的顶部，其将氢气和氮气含量分离为顶部蒸气330和作为底部液体331的氩气和甲烷含量。通过热交换器在第三通道302c中重新加热至环境温度后蒸气330作为流332再循环至合成气压缩机8a的进气处。来自气提塔305的底部液体331在设备304中进一步减压并且被引入蒸馏塔306中。来自所述蒸馏塔306的顶部蒸气340包含大量的氩气。所述蒸气340通过热交换器在第四通道302d中重新加热至环境温度，形成重新加热的流341，其包含作为可从单元300分离输出流的氩气。来自塔306的底部液体342具有相当含量的甲烷，且通过包含燃料流350的热交换器在第五通道302e中被蒸发并重新加热至环境温度。这一实施方案的优点是氩气的分离回收。氩气从工艺的唯一损失将作为在甲烷副产物350中的杂质以及低压再循环流332中少的氩气含量而发生。更一般地，在类似图2中所公开的实施方案的一个多压实施方案中，可布置塔306接受来自最低压分离器的底部液体。以这一方式，多压单元能够输出单独的氩气富集流。 由于需要重新沸腾气提塔305和蒸馏塔306，因此需要补充的制冷系统(未显示)。所述补充的制冷系统通常是氮气循环。图4说明了另外的实施方案，其基本上是图I的实施方案的修改版本，给出了对于高压驰放气改善的氩气和甲烷的去除。这一实施方案包括用回流冷凝器403替换HP分离器容器。因此，单元400主要包括冷箱401、热交换器402、回流冷凝器403和膨胀设备404。进料20在热交换器402的第一通道402a中被冷却至或接近其露点温度。之后冷却的流421进入回流冷凝器403的底部。所述冷凝器包括热交换器410，所述热交换器的热端具有带有扩大的气流面积的垂直的通道，以致从上升流凝结的液体能够朝下运行，与进料421逆流并且在其底部离开冷凝器，成为凝结的流424。这一布置提供多个传质阶段，取代了简单的分离器中的仅一个阶段。离开回流冷凝器403的顶部的蒸气422在热交换器的第二通道402b中被重新加热至环境温度并且形成高压回收流423，其能够在回路气体循环器的进气处重新加入氨合成回路。来自回流冷凝器的包含氩气、甲烷和氮气的底部液体424首先在膨胀设备404中减压至通常10巴以下的压力，所述膨胀设备404如同在其他的实施方案中一样可以是阀或者液体膨胀器。所述液体424部分气化，由此产生温度上的下降。部分气化的流425之后进入回流冷凝器403的冷侧，即热交换器410的冷侧。当所述流425被蒸发时，其提供回流冷凝器热侧所需要的大部分或全部冷却。基本上气化的流426之后进入热交换器中的第三通道402c，其中其被充分气化并且重新加热至环境温度，形成输出燃料流427。在减压阀或涡轮机404中发生的部分气化通常提供足够的冷却以保持冷箱回流冷凝器的温度而无需使用外部制冷，尽管这些制冷可由例如氮气制冷循环来提供。如图5中所说明的，作为回流冷凝器的替换方案，常规的回流吸收器可替代。更详细地，根据这一另外的实施方案，单元500主要包含冷箱501、热交换器502、回流吸收器503和膨胀设备504。来自第一通道502a的冷却的流521进入吸收器503 ;顶部蒸气522在通道502b中重新加热之后形成处于回路压力的回收流523，包含氢气和氮气；底部液体524在膨胀之后被加热并且部分蒸发，经过吸收器503内部的热交换器510，获得流526，其在通道502c中被进一步加热并且作为含有甲烷、氮气和氩气的燃料流527输出。其他的细节可从图4或图I的实施方案中获取。在上文示例性的实施方案中，回收单位具有带有相分离器的HP分离段。本发明的另外的实施方案示于图6。如图2中所结合的，这一方案与在较低温度操作的第二高压分离器一起结合了从离开高压分离器的液体回收氢气。所有这些特征导致相对于图I中所示的第一实施例更高的氢气回收和更高的惰性物(尤其是CH4)排出。冷箱601中的回收单元600包括具有基本上以相同压力(即回路压力)操作的两个HP相分离器603a和603b的高压分离器。第二分离器603b在比第一分离器603a较低的温度操作，原因在于热交换器610。膨胀设备如604所示。
如同在之前的实施方案中，驰放气进料20在主热交换器602的通道中冷却并且之后引导至第一高压分离器603a。从处于较高温度的第一分离器603a的底部离开的液体被闪蒸至低压分离器630中，其与合成气压缩机的第一级8a的进气处相通。因此，所述低压分离器中放出的闪蒸气体(主要是氢气)经由合成气压缩机被重新送回合成回路(流631)。来自第一分离器603a的蒸气605之后在热交换器610的通道内进一步冷却，产生惰性物尤其是CH4的另外的凝结。所获得凝结物在第二分离器603b中分离。这一凝结物与来自高温分离器的液体混合并且所混合的流625被蒸发 并且重新加热至环境温度，通过热交换器610和602的通道，用作燃料。离开低温分离器的蒸气622通过所述热交换器610和602重新加热至环境温度并且以合成回路压力返回合成回路1，即作为回收流623在循环器4的进料侧。图6的实施方案的其他细节与之前公开的实施方案的那些相似，并且可从附图容易地理解。所有上文的示例性实施方案显示本发明的优点，包括补充气中甲烷的允许浓度较高，所有工艺方案所需要的工艺空气最低，因为回收了氮气；合成气压缩机容量和功率需要最低，因为氢气和氮气的充分利用，循环器的进气处回收的驰放气的再循环；来自驰放气的非常高的H2回收；来自驰放气的高的N2回收；合成回路惰性物含量低于使用等同的常规实行；减少的氨合成回路器材尺寸。回收流123、223、323、423、523或623的压缩可能是必需的，但是由于所述流基本上以回路的压力输出这样的事实，减去回收单元中的压力下降则需要很少的动力。本发明对于翻新和新的装置来说都是可使用的。合成氨装置可以通过例如提供如上文所公开的回收单元100、200、300、400、500和600中的任一种来翻新。图7和8显示根据本发明的回收单元的一般布置。图6和7中的组块HRU包括任选地用于氨去除和干燥的设备以及根据本发明的低温单元，例如如上文所公开的单元100、200、300、400、500或600中的任一种。在图7中，回收单元跨循环器4连接，即驰放气在循环器4的出料侧获取而循环流在同一个循环器的进料侧给料。在图8中，回路I具有热的热交换器3a和冷的热交换器3b ;回收单元与冷的热交换器3b平行连接，即驰放气10在转化器2的下游获取。
权利要求
1.一种从包含氢气和氮气的补充气合成氨的合成氨装置，所述装置包括 -在回路压力下操作的合成回路(I)，所述回路至少包括循环器(4)和合成转化器(2)； -弛放线，以回路压力从所述合成回路提取驰放气流(10);所述驰放气流包含氢气和氮气，以及甲烷和/或氩气； -回收单元(100、200、300、400、500、600)，设置所述回收单元以回收引导至所述回收单元的驰放气进料(20)的一部分氢气和氮气含量； 特征在于所述回收单元包含至少一个热交换器，以冷却所述驰放气进料，以及高压分离段，其包含在所述回路压力下操作的至少一个高压相分离器，所述热交换器和分离段以下列方式布置 a)进入所述回收单元的驰放气进料在所述回收单元的热交换器的至少一个通道中冷却，降至适于在一个或多个下游相分离器中获得甲烷和氩气的至少部分液化的低温； b)所述驰放气的液化部分和处于回路压力包含氢气和氮气的回收气体流在所述高压分离段中被分离，以及 c)处于回路压力的所述回收气体流在所述回收单元的热交换器的至少一个通道内被重新加热，所获得的重新加热的气体流(123、223、323、423、523、623)以所述回路压力从所述回收单元输出，并返回处于所述回路压力的所述合成回路。
2.根据权利要求I所述的合成氨装置，所述回收单元(200、300)包含级联布置的多个相分离器，所述多个相分离器包括至少一个第一高压分离器(203、303)和在大大低于所述回路压力的压力操作的至少一个第二分离器(205、206 ;305)，所述第二和任何随后的分离器接受来自所述级联的之前分离器的液体排出物；所述回收单元能够输出基本上处于回路压力的包含氢气和氮气的所述回收气体流(223、323)和处于较低压力的包含氢气和氮气的至少另一个气体流(231、241 ;332)。
3.根据权利要求I或2所述的合成氨装置，所述高压分离段包含在回路压力和不同温度下操作的多个高压相分离器^03a、603b)，所述高压分离段的第二 ^03b)和任何随后的分离器接受在之前的分离器(603a)中分离并且在所述回收段的热交换器(610)中冷却的气相；以及在大大低于所述回路压力的压力操作的至少一个另外的分离器(630)，所述回收单元因此能够输出包含氢气和氮气基本处于回路压力的所述回收气体流(623)和包含氢气和氮气处于较低压力的至少另一个气体流。
4.根据权利要求I所述的合成氨装置，所述回收单元包含至少一个膨胀设备，所述膨胀设备被布置以膨胀在所述相分离器中获得的液体流，以提供所述回收单元的至少一部分净制冷，所述膨胀设备是减压涡轮机或膨胀器或普通阀。
5.根据前述权利要求中的任一项所述的合成氨装置，所述回收单元(300)包含蒸馏塔(306)，所述蒸馏塔被布置以接受所述回收单元中来自所述高压分离段或来自相分离器的级联中的最低压力分离器的膨胀的底部流，所述蒸馏塔提供富集氩气的顶部蒸气(340)，所述富集氩气的蒸气在所述回收单元的热交换器(302)的通道(302d)中重新加热并且从所述回收单元输出。
6.根据前述权利要求中的任一项所述的合成氨装置，其中所述回收单元(400、500)的高压相分离器是回流传质设备(403)或回流管冷凝器(503)。
7.根据前述权利要求中的任一项所述的合成氨装置，所述热交换器或多个热交换器是下列类型中的一种或多种板翅换热器或缠绕管式交换器或者印刷线路式热交换器或者管壳式交换器。
8.根据前述权利要求中的任一项所述的合成氨装置，所述回收单元与跨所述循环器(4)连接，所述补充气从所述循环器的出料侧或所述合成转化器(2)的下游获取，并且将包含在回路压力下从所述回收单元输出的氢气和氮气的回收流以回路压力重新引入所述回路⑴中。
9.一种用于回收氨合成回路驰放气中所包含的氮气和氢气的工艺，所述氨合成回路驰放气从氨合成回路获取并且包含氢气和氮气以及一些甲烧和/或IS气，其中 -在回路压力下从氨合成回路(I)提取氨驰放气(10)； -将驰放气进料(20)引导至回收单元，用以回收其氮气和氢气含量的至少一部分， 所述工艺特征在于下列步骤 a)所述驰放气进料被冷却至低温并且实现甲烷和氩气的部分液化； b)在所述回收单元的高压分离段中将包含氢气和氮气的至少一个气体流从冷却的驰放气进料分离，和 c)将在步骤b)获得的所述气体流重新加热，并且将所获得的包含氢气和氮气的重新加热的气体流(123、223、323、423、523、623)在回路压力下从所述回收单元输出并且以回路压力重新返回所述合成回路(I)。
10.根据权利要求9所述的工艺，通过所述步骤b)的分离获得的液体流在多个膨胀步骤中膨胀，分离处于低于所述回路压力的压力的含有氢气和氮气的一个或多个另外的气体流。
11.根据权利要求9所述的工艺，所述步骤b)以多个温度水平进行，将气体流以第一温度从所述驰放气进料分离，所述气体流之后被冷却并且在至少另一个较低的温度进一步分离为气体部分和液体部分。
12.根据权利要求9-11中任一项所述的工艺，所述驰放气的流速使得所述回路循环气具有不超过10摩尔％的惰性物的浓度而基本上不损失反应物H2，所述惰性物例如是CH4和Ar，所述驰放气的小于50%的氮气含量被除去并且所述驰放气的大于50%的氩气和甲烷含量被除去。
13.根据权利要求9-12中任一项所述的工艺，在所述回收单元中获得的一个或多个液体流在至少一个膨胀步骤中膨胀，以向所述回收单元提供至少一部分净制冷，优选地通过经由涡轮机或膨胀器的减压，进一步地至阀，做功膨胀所述流并且回收机械能/功。
14.根据权利要求9-13中任一项所述的工艺，其中富集氩气的气体流(341)也从所述回收单元分离并且输出。
15.根据权利要求9-14中任一项所述的工艺，所述回路压力在50至500巴的范围内并且优选地在80至300巴的范围内，并且所述低温在_230°C至_130°C的范围内。
全文摘要
公开了合成氨装置，其中氨驰放气(20)被送至低温回收单元，所述低温回收单元包括冷却设备(102、202、302、402、503)和在回路压力操作的高压相分离器(103、203、303、403、503)；在所述单元内部，驰放气(20)被冷却至低温并且获得甲烷和氩气的部分液化；高压相分离器将冷却的流分离为气体流和底部液体；所述气体流在热交换器的通道内被重新加热；之后所述单元能够以回路压力输出包含氮气和氢气的气体流(123、223、323、423、523)，其可在回路的循环器(4)的进料侧重新引入。
文档编号C01B3/52GK102985367SQ201080066033
公开日2013年3月20日 申请日期2010年5月17日 优先权日2010年4月7日
发明者拉法埃莱·奥斯图尼, 埃尔曼诺·菲利皮, 杰弗里·弗雷德里克·斯金纳 申请人:阿梅尼亚·卡萨莱股份有限公司