放热化学反应方法

专利名称：放热化学反应方法
技术领域：
本发明涉及利用反应中生成的热气体膨胀而作功(例如产生电能)的放热化学反应方法。
本发明具体地涉及在高压(即高于大气压)下进行，并在高温高压下形成产物或中间产物气流的放热化学反应方法。工业上有许多这类方法，包括基于空气的化学反应，例如制造硝酸时的氨的氧化以及硫酸生产中的硫的氧化。
所有这类方法的一个与本发明有关的特点是，它们都涉及进料气(即参与反应的气体)、中间产物气体、或再循环气体的压缩，以及通过热过程排出的气流或中间产物气流的膨胀、例如在能量回收透平机中来作功。
能量回收透平机的输出可以用来提供任何形式的轴输出功，包括但不限于，内部过程压缩需求功、外部压缩需求功、或发电。排出气或中间产物气流在进入能量回收透平机之前可先进行升温，以便提高能量回收效率。不管是否进行升温处理，这些过程的另一特点是具有生产排出气与中间产物气流容纳不下的多余的高温热量(如下一段中所定义的)，它适合于用其它历程(例如产生供在功率回收透平机中膨胀的蒸汽)产生动力。
为了定义“多余的高温热量”，有必要先谈谈“多余的过程热量”。这只能参照在例如“有效利用能量的过程综合法使用指南”(IChemE，Rugby，UK，1982)中所叙述的“收缩技术”(Pinch Technology)方法来严格定义。若是需要冷却以满足和/或维持工艺操作条件的生产气流和反应器，它在“热收缩(Pinch)温度”和环境温度与△Tmin之和的某个温度之间的总发热能力(即热组合曲线在这两个温度之间的含变)，大于需要加热以满足和/或维持工艺操作条件的生产气流在“冷收缩(Pinch)温度”与环境温度之间的总热量需求(即冷组合曲线在这两个温度之间的含变)，则存在有“多余的过程热量”。△Tmin是为了进行生产气流之间的热交换，体系所允许的最小温差。这一多余的过程热量可以用来加热所谓的冷物，例如冷水、空气、或锅炉供水。
如果“多余的过程热量”是在足够高的温度水平上，以致于冷物能被加热到可用来产生动力，则是有“多余的高温热量”。例如，在冷物为锅炉供水的场合，“多余的高温热量”会足以产生蒸汽，它能够通过蒸汽透平机膨胀，产生工厂内通常用的有用功，但是可以用热力学方法严格确定。这些方法中最权威和最重要的是收缩技术(PinchTechnology)(或过程综合法)。在“有效使用能量的过程综合法使用指南”(I.Chem.E.Rugby，U.K.，1982)中有这些具体方法的说明。
所有这类过程的工业化工厂都是设计成在所谓“满负荷”条件下运行的。在这种条件下工厂是在反应器的进料气为最大可能流量(与工厂的设计相适应)，或工厂的产品为最大可能生产速度下运行的，这要看两个标准中的那一个在经济上与运行上更为合算。在满负荷条件下，反应器将需要特定数量的进料气，并有特定数量的中间产物、排出物或产物气体。因此，会有最大数量的反应生成气可用于膨胀作功。
本发明的目的之一是提供一种放热化学反应方法，它所产生的功比先有技术的要高。
根据本发明，提供了一种放热化学反应过程，它在高于大气压的压力下于一个设计在预定的满负荷条件下运行的工厂内进行，该过程进行的结果产生了多余的高温热量，此热量的一部分用来对反应生成的压缩气体加热，然后气体膨胀作功，其中向所需的或过程生成的压缩气补充的适量压缩气，用一部分可利用的多余高温热量加热，使其膨胀并产生附加功。补加气体的量应使得膨胀气体的总量大于在满负荷条件下不供给补加气进行此过程时可用于膨胀的气体量。
在先有技术中，所产生的功的数量完全取决于过程在满负荷条件下产生的或需要的气体量。与之相反，本发明使用适量的补加气体，它与满负荷下产生的或需要的气体量无关。通常，补加的气体量应使可用于膨胀的气体与没有补充气体供给时相比至少增加10%，至少20%更好，至少30%则还要好，最好是增加40%。一般，补加量为10-200%，10-100%更好(例如20-100%)。结果是，较大数量的加热气体通入到膨胀器中(例如能量回收透平机)，使输出功增加。这一增加取决于补加气体的数量，而后者又取决于可以利用的将补加气热至适于膨胀作功温度的多余高温热量的多少。这种可利用的多余高温热量的多少可用过程综合法确定。
本发明主要涉及的放热反应是发生在500-1500℃(例如600-1000℃)，膨胀器入口的温度因此也在此范围，最好是600-850℃。气体膨胀器的膨胀比最好是3∶1至20∶1。补加气体的压缩比最好也在3∶1至20∶1的范围。
任何合适的气体都可用作补加气，当然便宜的较理想。补加气最好是与欲膨胀的热气体相适应，以使它们可以即刻混合并一起膨胀。但是也有可能将两组气体分别加热与膨胀。
补加气最好也是反应的进料气。本发明特别可用于基于空气的反应，其中空气是反应的进料气，补加气也是空气。
本发明适用的这类基于空气的反应的一个具体实例是通过氨的氧化生产硝酸。对于这样一个过程，有可能确定在100%生产率(即满负荷条件)时过程的空气需求量，它等于反应要达到所要求的转化率(常为94-97%)所需的空气量加上漂白空气(为减少NOx排放物)的量。对于这样一个过程，补加空气的量通常为过程空气需求量的20-100%(例如20-75%)。
作为对迄今描叙的过程的第一个变动可用于补加气含氧的情形，此时可将一种燃料在补加气或补加气与热的膨胀器进料气的混合物中燃烧(例如直接点火)，以升高其温度并由此增加它在膨胀阶段的作功潜力。燃料可以用甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、天然气、或废气。通过燃烧燃料，膨胀器的入口温度通常是在500-1500℃的范围，例如900-1200℃。
在常规过程中这种补充点火是不可能的，因为没有补加空气供应，而且离开反应器的空气含有的氧太少，不足以进行燃烧。
作为对燃烧燃料的一种替代办法，也可以使补加气或补加气与膨胀器热进料气的混合物与另一种气体发生放热催化反应以产生热量，一个具体实例是在制硝酸工艺中与氨反应以除去NOx气。
在第二个变动中，可以在热气体于其中膨胀的膨胀器中注入蒸汽。第二个变动的根据是将Cheng循环并入膨胀器循环。通过这一循环，高压蒸汽注入气体膨胀器中，与加热了的气体一起膨胀以产生额外的动力。
这两个变动的、特别是在补加空气中补充燃料燃烧的主要好处是，它使得过程热量与功率之比(即，输出热量与净输出功率值之比)变得与生成功和热的过程现场的要求相适应或更接近于适应。
本发明将参照附图仅作进一步的举例说明，其中

图1(a)和1(b)是先有技术硝酸工艺的典型的组合曲线和总组合曲线;
图2是一个典型的先有技术放热化学过程的工艺流程图，该过程在满负荷条件下运行，并包括通过反应生成的压缩气的膨胀来产生动力;
图3与图2相似，但它说明的是在“调低”条件下运行的过程;
图4是说明在满负荷条件下运行的本发明一个实施例的流程图;
图5与图4类似，但表示的是在“调低”条件下运行的过程;
图6-10表示图4流程图的改进型式;
图11表示先有技术硝酸工艺;
图12表示实施本发明的硝酸工艺;
图13a与13b是先有技术硝酸工艺的典型的组合曲线;
图14a与14b是实施本发明的硝酸工艺的组合曲线。
图1(a)是对典型的硝酸生产工厂用过程综合法得到的曲线，代表了不产生可膨胀作功的压缩蒸汽的过程操作。曲线说明了“多余的高温热量”一词的含义。以图1a的组合曲线所代表的过程为例。列出的是需要冷却的(即可以供热)过程“热气流”的组合曲线(曲线〔ⅰ〕)与需要加热的过程“冷气流”的组合曲线(曲线〔ⅱ〕)。这两个曲线总起来称为“过程组合曲线”。在任何指定的温度，例如图示的温度T，如果热组合气流在T和THmax之间的含变(△HH)在数量上大于冷组合在T与Tcmax之间的焓变(△Hc)，则该过程具有可利用的多余热。为了确保这一多余热量的转换实际可行，在供热(热组合)和需热(冷组合)之间必须有一最小允许的温度驱动力，例如△Tmin。因此热组合曲线上的参考点必须变成T＊＝T+△Tmin而不是T。在这种情形下焓变△HH＊必须大于△Hc。
在从T环境至THmax的温度范围内的这一多余的可利用热量的图形构成了图1b中所谓的总组合曲线(ⅲ)。如果此多余热量发生在充分高的温度，则可用它来加热锅炉供水以产生动力用的蒸汽，如该图(图1b)所示。
参照图2，图示的流程图包括一个放热反应过程1(它包括一个反应器、分离、辅助设施、热回收网络的主体、和其它可用的热源)，经由管路2和3供应压缩的反应气。通常放热反应过程是基于空气的反应，由管线2供应的气体为被压缩机4压缩的空气。
反应过程1中产生的热气体沿管线5输送，在回到反应过程1之前先通到热交换器6和7。沿管线8向热交换器6供应锅炉供水，以产生蒸汽，而热交换器7则用来对从反应过程排出的(沿管线9)热排出气加热，然后这些气体沿管线10输送到能量回收透平机11中以便作功。在透平机11内，热的排出气膨胀到低压，常常是大气压。应该指出，在热气流上的热回收交换器序列(即6和7)仅为说明用。
图示的流程图包括在压缩机4下游的一条气体旁路管线12。气体可以从管线12经过阀13直接通入管线10，或者，在另一实施例中，经过管线14进入管线9。
这个先有技术工艺过程在满负荷操作条件下运行时，阀13是关闭的，压缩机4提供了可用于反应过程的最大数量(指定为100%)的压缩进料气。膨胀器进料气也用名义上的100%表示，代表要输送到膨胀器11的最大数量的气体。回收到膨胀器进料气流(流经管线10)中的热量通常取决于进入膨胀器的气体入口温度的限制，而这一般受结构考虑的约束。但是，支配此图的是热回收设备7的设计或运行能力。这是现有设计的一个重要特点。
如果工厂的生产量大大低于满负荷条件(即工厂在“调低”条件下运行)，能输送到膨胀器11的来自反应工艺过程11的气体量减少，有可能在膨胀器中造成波动状态。如果仍压缩同样数量的进料气，但打开阀13，使得在极限情形下到膨胀器11的流量恢复到100%条件(如图3所示)，则可避免此问题发生。这时有X%的进料气通过阀门13。但是，在“调低”条件下输送到膨胀器中的气体量一般要比100%极限情形的少，则好足以使膨胀器免于波动。
在“调低”的条件下，流经阀13的气体或是直接注入膨胀器11，或是沿管线14在膨胀之前于交换器7中先加热。在前一种情形，膨胀器入口温度会降低，使产生的功减少。在后一种情形，可采用以下作法(a)如果旁路压缩气体(流经管线14)的温度低于进入热回收系统的当时温度，膨胀器入口温度将下降，其输出功减小;
(b)如果旁路压缩气体的温度高于气流9到热回收系统的现有入口温度，那么，取决于该设备的热学性能，只要膨胀器的操作限制允许，热回收设备的出口温度将上升。如果可以这样，膨胀器的功率输出将比无旁路的情形增加，但是此增加严格地与压缩机4出口温度及热回收设备的热学性能有关。如果不允许出口温度增加，则在旁路压缩气体注入现有的热回收设备之前必须将其冷却，膨胀器的输出功不会增加。
在以上的所有情形里，都使用同样的热回收设备来加热膨胀器进料气，膨胀器的入口温度由热回收设备的热学性能决定。该设备是设计得能在100%生产能力(即满负荷)设计条件下达到最大允许的膨胀器入口温度。所需要的热转换面积有时可加上10-15%的设计安全系数，以保证其性能符合要求。但是，膨胀器的输出功率仍然严格地由该设备的实际性能和可用于膨胀的气体总量一起决定。
现在参照图4，它是根据本发明的一个工艺流程图。它与图2的流程图整体上相似，图4中与图2的相应部件相似的那些部件用一个比图2中相应部件大100的标记数表示。例如，图4中放热反应过程被指定为标记数101。
但是图2与图4的安排有一些重要的区别。具体是(a)压缩机104和膨胀器111都分别比压缩机4和膨胀器11的功率大。
(b)为旁路气体提供了附加的热回收能力115;
(c)热交换器106的负荷较热交换器6的小。
附加的热回收能力115可以通过在先有技术热回收设备7上增加表面积，或一个新的分离的热回收设备来提供。
对于图4的流程图，压缩机104供应的气体量总是比工厂满负荷运转所需要的数量大。在满负荷运行下，标称100%的气体通入反应工艺过程，Y%的额外量沿旁路管线112连续通过。应该强调，这Y%是多出和高于工艺反应的需求的。这个旁路气流(即补加气)被多余高温热量加热并通入到膨胀器111。因此，最大允许的膨胀器入口温度可以通过将补加气热至此极限值来维持。这样，膨胀器的功率输出将总是比先有技术的高。功率输出的增加与满负荷运行100%需求量之外的补加压缩气的数量(Y%)成正比。
在“调低”条件下(见图5)，压缩气体的量仍是(100+Y%)，但输送到反应过程101的气体量与满负荷条件相比要减少Z%。这额外的Z%沿管线112流动，如果旁路气体热量回收系统(115)有足够的能力，可以用它将气体加热到最大允许的膨胀器入口温度，或是经过管线114重新注入装置107以达到同样结果。
在先前的图2的安排中，膨胀器所生成的功，有或没有旁路可供使用，都严格地受膨胀器进料气流10上的热回收设备的热学性能和由放热反应过程直接输出的该气流流量的限制。压缩机4和膨胀器11的大小由这些限制决定。
就本发明而言，流到膨胀器111的气体流量与满负荷或部分负荷条件下的工艺要求无关(即Y%的选择直到一最大值都不受工艺考虑的限制)，因此输入到膨胀器进料气流中的热量(以及因此膨胀器的功率输出)不受上一段中提到的限制的约束。于是，Y%的值可以根据经济合算性一直增加到该过程向旁路气流提供多余反应热能力的热力学极限。
向旁路气体供应额外的热量需要消耗可供产生蒸汽用的多余热量。但在某些热条件下，这样一种体系的净额外功率输出可能增加，即，额外的膨胀器功率输出减去额外的旁路气压缩功大于因产汽量及蒸汽作功能力减少而造成的功率输出损失。
虽然图2(先有技术)和图4(本发明)的流程图在图形上相似，它们的基本原理根本不同。先有技术的方案是根据压缩机4与膨胀器11的能力以及对膨胀器进料气的热回收能力而设计的，以使通过压缩机和/或膨胀器的气体流量的上限发生在满负荷产量时。在本发明中有超出此产量的额外的压缩机，膨胀器及热回收能力，以便利用由受热压缩气膨胀提供输出功的热力学优越性，这比产生蒸汽并使之膨胀要好。
在工厂如前面提到的(图5)按照本发明轻负荷运行(“调低”状态)期间，膨胀器进料气的数量仍维持在100%生产量之上，而且以最大允许的温度注入膨胀器111。因此膨胀器的功率输出得以维持。
对图4中布置的各种变动见图6-10。
图4中布置的一个缺陷是使用单个压缩机104，这意味着所有的进料气和旁路气体都被压缩到反应过程101所要求的压力，而这将在此过程中形成一个压力降(△P过程)，说明补加气体(Y%)无须压缩到这样高的压力。在图6的布置中，用一个次级压缩机116供应压力为P12的补加气体，反应用的气体则用主压缩机117以压力P2供应(P12＜P2)。图6底部的三行表示P12与△P过程无关，因此总的功率效率比图4有改进。
这样一种布置也能用于带有内部压缩的过程，此时工艺过程排出气出口压力P13高于初级气体入口压力P2。这图示于图7，其中内部压缩由压缩机118完成。或者，在带有内部压缩的过程中，如图8所示，用一个放大的初级压缩机119完成对气体的压缩，使之到进料压力P2，对补加气体施以第二步压缩，使它由进料压力增至排出气出口压力。
图9表示了对以上流程图的进一步的重要改动。在这一布置中，补加气被压缩到比膨胀器120入口处压力P3高得多的压力P5。照这样，次级气体被加热时的压力可以与可能是不合适的过程排出气出口压力脱离关系。加热过的气体然后在膨胀器121中进行第一阶段膨胀，在引入膨胀器120之前降至排出气膨胀器入口压力。另一种膨胀流程图示于图10，其中排出气和补加气分别膨胀而不混合。
作为上述一般流程图的一个实施方案的更具体的实例，讨论示于图11的流程图。这是许多硝酸工厂之中的一个典型。它与图7中的一般流程图相似，但不含补加气体压缩(即未用本发明)。进料气和补加气均为空气。
图11的装置的主要部件是反应器201、热交换部件202和203，吸收器204，排出气体膨胀器205，蒸汽透平机206，压缩机207与208(用由膨胀器205和透平机206生成的功驱动)。所用的热交换器网络仅为举例说明用，其实际安排要用适当的综合方法确定。
在过程运行时，压缩机207压缩的空气在进入反应器201之前先与反应物混合，在反应器中发生放热催化反应。反应产生的热气体(这里称为产物气体)流经热交换器202与203，然后，在分离与通入到压缩机208之前，再通过热交换器209与210。在压缩后，产物气体冷却(在交换器211中)并进入吸收器204的底部，由顶部通入水用来吸收。水溶液产物沿管线212离开吸收器204，而洗净的冷排出气沿管线213离开吸收器，相继进入热交换器209与203，然后通入到膨胀器205。
离开吸收器204的尾气的温度比在反应器201中产生的产物气体的温度低，于是尾气在流经热交换器209与203期间被加热(通过与产物气体热交换)。接着，加热过的尾气通入到膨胀器205中，气体在这里膨胀，产生的功用来驱动压缩机207与208。在膨胀之后，可将尾气排入大气，或者汇集回到过程之中，如果这对热回收和总经济效益有利的话。
此外，锅炉供水流过热交换器202以产生高压蒸汽，它的一部分可用来通过蒸汽透平机206产生驱动压缩机207与208用的辅助功，其余部分则输送到工厂的其它地方使用。从透平机206排放出中压或低压蒸汽以备工厂内其它地方可能使用，或将其冷凝。
应该清楚，虽然热交换器202与203被图示成实际上不同的部件，反应气顺序地由交换器202进入交换器203，但事实上它们可以是一个更复杂的热交换设备的一部分，其中不必服从这一顺序。为了使尾气和蒸汽达到符合工艺规程约束的出口温度指标和有效地利用热交换表面积，可能需要这样作。
这些先有技术双重压力制硝酸工艺通常在正常(或“满负荷”)运行时不使用任何旁路装置。在工厂处于“调低”状态，即当硝酸生产量需要降低时，利用将多余的空气经过阀214引入压缩机208的低压区的方法以维持膨胀器入口处的排出气流量，则膨胀器205可以免受波动。或者用一个“增压压缩机”215来达到同样目的。此压缩机平常不开动，仅在轻负荷(或“调低”)情况下使用。
图12画出了图11的装置的一部分，但依照图8中本发明的一个实施方案作了修改。图11与图12的相同部件用同样的标记数字表示，在某些情形用字母“a”作下标(在图12中)来表示该部件与图11所示的相应部件的功率或尺寸不同。可以看出，图12的布置中包括了一个压缩机215a，用于压缩输往膨胀器205a的补加空气。
下面具体参照硝酸生产，详细讨论并比较了两种情形(图11和12)的工艺过程。
两个工艺过程在热力学上都可以用收缩技术(PinchTechnology)方法通过热与冷组合曲线来表示。这是在代表满负荷(即100%生产量)产量的流量下绘制的，该产量通常由工厂设计流程技术规范(即保证的工厂生产能力)或基于实际运行经验的生产能力而确定的。这一生产能力通常按硝酸干重(即无水)的产量表示。
对于先有技术的情形，典型的组合曲线如图13a和13b所示。包括在图13b中的是产生所需蒸汽的热需求量，蒸汽的产生则是为了平衡可用来产生动力的多余过程热量。这一蒸汽形成直到它使得两个组合曲线彼此接近到某个特定的(或最佳的)最小允许接近温度(△Tmin)时达到最大值。这就确定了最大可能的蒸汽产量。
在这样的生产能力状况下，所谓的反应空气需求量可以限定在一个很窄的可接受的流量范围内。所有的现代工厂都设计成转化效率在94%-98%之间。这只能在容许的氨/空气进料质量比的很窄的范围内达到。通常这大约为0.06/1.0。在100%生产能力时反应器空气入口流量加上漂白空气(为了与NOx气体反应)的结合被定义为“工艺过程空气需求量”。这也确定了自吸收器排出的尾气流量一般在约为工艺过程空气流量的0.87倍的一个狭窄范围内。
以上提到的流量决定了辅助空气压缩机与尾气膨胀器的设计容量和装机容量。压缩机与膨胀器的需求马力数和装机马力数之间的任何差别都是由于设计安全系数或设备“机身大小”的考虑。装机容量很少会高出设计需要值的10%以上。
上述的空气和排出气流量也确定了尾气热回收装置(交换器203)的设计基础。此外，该装置可以有高于计算面积需求值的设计安全系数，以确保符合保证性能技术要求。一般，安全系数可以是10%至15%。它应设计得使出口温度等于最大允许膨胀器入口温度。
现有工艺工厂的旁路(或再循环)气流仅在工厂硝酸需求产量远低于生产能力时才运行。必须降低氨的进料速度，而且为了维持合乎要求的反应器产量(以及安全运行状态)，输往反应器的空气流量必须减少。这就相应地减少了输往膨胀器的排出气流量。可能需要打开旁路管线以便将空气由空气压缩机排出口引向尾气热交换器入口，然后通到膨胀器以消除波动。工厂操作人员也可以选择维持空气压缩机在或接近于其生产能力下运行，同时把反应不需要的空气引入旁路管线。将空气引入旁路管线的能力受以下因素的限制(a)空气压缩机的容量;或(b)膨胀器入口的流通能力。
在每一种情形，热交换器气体出口温度都可能不高于膨胀器的最大允许入口温度。这意味着气体膨胀器的功率输出可能不比旁路系统关闭，以100%生产能力运行时的高。
对于本发明的工艺过程，在设备和流程设计基础(以及装机大小)以及运行原理方面有几点主要差别。这些差别的大小将取决于被认为是经济上合算的“补加空气”的百分数(如先前定义的)。但在理论上此补加空气可以高达上述工艺过程空气需求量的约75%。以此作为一个极端的例子，对于任何指定的工厂的硝酸生产量，其结果如下(ⅰ)增压压缩机215a将比压缩机215大约大6至8倍;
(ⅱ)空气压缩机207a的容量将比压缩机207的大75%左右;
(ⅲ)排出气膨胀器(205a)的额定容量比膨胀器205大约高95%;
(ⅳ)蒸汽透平机(206a)的功率是蒸汽透平机206的约25%;
(ⅴ)热交换器(203a)的设计负荷为交换器203的大约两倍;
(ⅵ)热交换器(202a)的设计负荷约为交换器202的约25%;
(ⅶ)旁路管线将在满工艺负荷条件下运行，以使输入到膨胀器气体入口气流中的热量最大，气流的流量由放热反应的能力决定，将膨胀器入口气体加热到最高允许温度与反应器空气需求量无关。
在排出气中引入压缩空气使得通过热交换器203a的气体流量比通过交换器203的大。热交换器203a比热交换器203具有更大的热交换容量，这一容量差别使得可以将流过203a的较多量的气体加热到与流过交换器203的气体相同的温度。因为交换器202a的热交换容器的相应减小(与交换器202相比)。可以考虑增加交换器202a的热负荷需求。
离开热交换器203a的气体现在通入到气体膨胀器205a。因为这些气体的质量流速大于由交换器203流出的，所以自气体透平机205a得到较大数量的功。
如上面所指出的，热交换器202a的热负荷较热交换器202的低。因此，图12的这一修改系统的蒸汽生成能力要比图11的低。但是，如果气体透平机205a的入口温度采用适当，则由于通过量的增加造成的膨胀器输出功的增加将超过压缩补加空气所需的附加功率。这就使得对蒸汽透平机的功率要求降低，同时其尺寸和蒸汽消耗也因之减小。
再者，在某些适当的膨胀器入口温度下，蒸汽透平机蒸汽需求量的减少将超过蒸汽发生器(交换器202a)的蒸汽产量的减少。这时，图12的修改过的工艺过程将比图11所示的产生更多的输出蒸汽。这相当于在使用蒸汽来产生动力的通常情形下增加了动力输出。随着旁路空气量增加，可以去掉蒸汽透平机206a。进一步增加空气流量将减少蒸汽输出，但借助于气体膨胀增加了动力输出。图7、9和10中所示的另几种设备配置可用于本具体实例。
图12的工艺过程的一组有代表性的组合曲线示于图14a和14b中，可以看出它们与“先有技术”工艺过程的(图13a与13b)显著不同。
虽然这一实例列举了应用本发明的一种极限情形，但它确实说明了与不用本发明的工厂设计相比，用本发明设计的工厂如何能有一个完全不同的热回收网络、不同的气体压缩和气体膨胀系统、不同的产汽与膨胀系统，以及因此有很不同的动力产生特点。
本发明免除了现行设计实践中的约束，即，将空气压缩机、尾气膨胀器和尾气热回收设备的生产能力限制在由只供应工艺过程在100%生产率时所需的空气所决定的水平上。
1)没有补加气，则通过排出气体的加热与膨胀所能产生的动力数量受工艺过程排出气量的限制。常常由于排出气的质量流速比进料气低(因产物除去)和对膨胀器入口能达到的温度的限制(因结构材料或反应温度限制)，能投入排出气流的高温反应热比气流能吸收的要多。引入补加气克服了这一限制。
2)在工艺过程任何方便的地方都能与补加气相混合的能力，使得对引入该气体的热力学的与经济的动机评价，能够不受通常支配排出气膨胀的过程压力与温度限制的约束。也就是说，补加气的排放压力、膨胀器入口温度等，可以完全不考虑过程的排放气流。这就有可能研究一个更宽的、经济上更有价值的条件范围。实际上它甚至可能导致工艺条件本身的改变，从而创造出经济上更有利的综合工艺过程系统。
3)本发明无论在新设计中还是在现有工厂的改造中都最大限度地利用了现有的产生动力的流程。这是因为本发明有效地叠加在现有的产生动力的结构之上，从而免除了固定的或基础的开支，并且使通过增加(临界的)成本而增加产生的动力的花费变得经济合算。在一个新设计的修正方案中，动力的增加主要通过在减小了蒸汽透平机的功率和辅助产汽设备的大小的同时，增大的气体压缩机、气体膨胀器马力及用于加热补加气的热交换器表面积增大来达到的。
4)本发明能得到比先有技术工厂高得多的输出功率/输出蒸汽比，而且能使这一比例比现行可能的更适合于现场功率/热之比。在操作方面，它通过简单地改变补加空气的流量，可以改进各种现场功率/热要求的适应性。
讨论一个模型的先有技术硝酸工艺过程。假定在权衡了资金与能量的利弊关系之后，发现总组合曲线30°F最小接近温度是常规工艺过程的最佳情形。假定采用以下的工艺及设备操作参数尾气膨胀器等熵效率85%入口压力148磅/平方英寸(10.2巴)出口压力15.2磅/平方英寸(1.05巴)最大允许入口温度1373°F(745℃)尾气流量＝231880磅/小时(105180公斤/小时)MW1＝28.192初级空气压缩机等熵效率80%入口温度59°F(15℃)入口压力14.7磅/平方英寸(1.01巴)排放压力47磅/平方英寸(3.24巴)分两阶段压缩，中间冷却到86°F(30℃)空气流量＝294740磅/小时(133693公斤/小时)蒸汽系统在856磅/平方英寸(59巴)与932°F(500℃)下产汽。
透平机废汽压力＝145磅/平方英寸(10.0巴)等熵效率＝75%
常规工厂具有以下的压缩与动力消耗特性初级空气压缩＝7075马力(5275千瓦)膨胀器功率输出＝17130马力(12775千瓦)产汽＝54600磅/小时(24766公斤/小时)功率输出＝3415马力(2545千瓦)对于中间反应产物气体另有一定的附加过程压缩需求量(所谓NOx压缩)。取其为6000马力。
于是，工厂的净功率输出＝膨胀器输出+蒸汽透平机输出-初级空气压缩-NOx压缩＝17130+3415-7075-6000＝7470马力(5570千瓦)现在讨论在相同的硝酸产量下使用本发明的同一硝酸工艺过程。为举例说明起见，选择旁路流量为初级空气压缩流量的附加的50%。采用分两阶段、每阶段都中间冷却至86°F的方法压缩旁路空气。
排放压力＝152.3磅/平方英寸(10.5巴)等熵效率＝80%次级空气流量＝147370磅/小时(66845公斤/小时)修改过的工艺过程的压缩与动力消耗特点计算结果如下初级空气压缩＝10610马力(7910千瓦)次级空气压缩＝3600马力(2685千瓦)膨胀器动力输出＝27880马力(20750千瓦)产汽＝25500磅/小时(11566公斤/小时)
动力输出＝1610马力(1200千瓦)NOx压缩＝6000马力(4475千瓦)改造过的工厂的净动力输出＝27830+1610-10610-3600-6000＝9230马力(6880千瓦)这样，本发明的实施使工艺过程的动力产量增加了1760马力(1310千瓦)或原动力输出能力的23.6%。
权利要求
1.一种放热化学反应方法，在设计成在预定的满负荷条件下运行的工厂内于高于大气压下进行，这种操作方法产生了多余的高温热，这种热的一部分用来将反应生成的压缩气加热，该气体然后膨胀作功，用一部分可利用的多余高温热将补充到方法所需气或生成气中的适量压缩气加热，使该压缩气膨胀以产生附加功，此补加气的数量使膨胀气体的总量大于该方法在满负荷条件下运行但未加补加气时可用于膨胀的气体量。
2.根据权利要求1的方法，其中补加气体的数量使可用于膨胀的气体比不加补加气时至少增加10%。
3.根据权利要求2的方法，其中补加气体的数量使可用于膨胀的气体比不加补加气时至少增加20%。
4.根据权利要求3的方法，其中补加气体的数量使可用于膨胀的气体增加20%至100%。
5.根据权利要求1到4的任何一个所述的方法，其中欲膨胀的气体处在500-1500℃的温度下。
6.根据权利要求5的方法，其中欲膨胀的气体处在600-850℃的温度下。
7.根据权利要求1至6的任何一个所述的方法，其中补加气与反应的进料气相同。
8.根据权利要求1至7的任何一个所述的方法，其中离开反应过程的热气体的压力比进料气的压力低，而补加气被加压到低于进料气的压力。
9.根据权利要求1至7的任何一个所述的方法，其中由放热反应过程产生的要膨胀的热气体的压力比进料气压力高，而补加气体被加压到高于进料气的压力。
10.根据权利要求9的方法，其中补加气先被压缩到与进料气的压力相同，接着在加热与膨胀之前进一步加压。
11.根据权利要求1至10的任何一个所述的方法，其中反应是以空气为进料气的氧化反应，补加气也是空气。
12.根据权利要求11的方法，其中的反应是制造硝酸中的氨的氧化。
13.根据权利要求12的方法，其中补加空气的量为工厂在满负荷条件下运行时空气需要量的20-75%。
14.根据权利要求1至12的任何一个所述的方法，其中补加气与反应过程产生的热气体分别地膨胀。
15.根据权利要求1至12的任何一个所述的方法，其中补加气在第一阶段与反应生成的热气体分别地膨胀，而在第二阶段与该热气体一起膨胀。
16.根据权利要求1中的方法，其中补加气为空气，在膨胀之前于补加空气中或补加空气与反应生成的热气体的混合物中燃烧一种燃料。
17.根据权利要求1的方法，其中蒸汽与欲膨胀的热气体相混合。
18.根据权利要求1至15的任何一个所述的方法，其中补加气为空气，该气体与反应生成的热气体的混合物和一种燃料进行催化放热反应。
全文摘要
在利用放热反应方法生成的热气体膨胀作功方面所作的改进，该放热反应方法以具有多余高温热量为特色，并且在高于大气压的压力下进行。改进方法是向过程在满负荷条件下运行时所需的或产生的气体中补加压缩气体，用部分可利用的多余高温热量将该补加气加热，然后使气体膨胀作功。补加气体的数量使所膨胀的气体总量大于过程在满负荷条件下运行但不加补加气时可用于膨胀的气体量。
文档编号F01K27/02GK1044515SQ8910046
公开日1990年8月8日 申请日期1989年1月27日 优先权日1989年1月27日
发明者博多·林霍夫, 约翰·艾力克·迪勒尔, 布鲁斯·伦纳德·普雷蒂 申请人:国家研究发展公司