氨合成原料气高压深度净化新工艺 本发明属于氮肥工业技术领域，尤其涉及一种以煤、焦炭为原料联醇技术的改进，即采用24.0-31.4MPa高压甲醇化、高压甲烷化深度净化合成氨生产原料气新工艺，以取代铜洗过程，使有害气体一氧化碳和二氧化碳转化为甲醇进行回收，残余气体中的CO＋CO2再经甲烷化达到要求标准。
氨合成过程是现今所有氮肥工业的基础，又是高能耗的行业，所用以a-Fe为活性中心的催化剂对微量的氧和氧化物的毒性十分敏感，如CO存在20PPM就降低反应速度15-20％，对应于中压型氨产率降低4-6％，尤其是以煤、焦为原料的合成氨原料气经变换后，残余有2-3％的CO，CO是一种既非酸性又非碱性的气体，彻底脱除的难度和费用很大。但对于合成氨工业生产来讲，必须将其脱至PPM(10-6)级的浓度，否则氨合成过程将无法进行。
目前，国内脱除微量CO＋CO2的方法主要有三种：
(一)、铜洗法：该法是将电解铜溶解到氨、醋酸组成的络合物溶液——醋酸铜铵液中，通过CU+离子在压力12.5MPa、10℃以下吸收CO，再用蒸气加热至80℃左右再生，用水及冷冻法冷却后循环使用。该法的优点是技术成熟，不增加净化气中的惰性气体(CH4)的含量，该法存在原料气净化度低、操作费用高、工艺复杂、操作难度大等缺点，还存在环境污染和设备投资大等缺点。
(二)、低压甲烷化法：该法是在0.5-3MPa压力下将1-3％的CO和CO2转化为甲烷CH4。该法地优点是流程较简单，净化度高，其缺点如下：a、低压下原料气中CO＋CO2含量高，甲烷化反应需消耗氢气，虽然惰性气体对催化剂的毒害不大，但因排放惰性气体时H2、N2气也伴随放空，导致能耗增加，同时降低生产能力，潜在能量损失大，总体经济效益差。b、工艺过程要有外供热源来维持操作温度，工艺“冷热病”突出，操作波动大。c、低压下设备庞大，催化剂用量和投资较多。d、低压下硫化物的净化难度大，催化剂使用寿命短。
(三)、中压联醇与中压甲烷化工艺：在12.0-13.0MPa压力下将变换、脱硫后含3-5％CO的气体，通过中压甲醇系统，生产一部分甲醇，残余0.5-2％的CO＋CO2再去12.0-13.0MPa中压甲烷化。该法优点是既生产甲醇又净化气体，净度高，但是其甲烷化过程仍需外供热源及换热设备，仍然存在工艺”冷热病”；由于受压力制约，甲醇转化率不很高，设备投资大，因甲烷化过程仍产生0.5-0.8％的惰性气体甲烷，合成氨原料气消耗也较高。
本发明的目的在于克服现有技术中存在的不足而提出一种氨合成原料气高压深度净化新工艺，达到微量CO＋CO2净化度比现行工艺高2-4倍，低于10PPM，能量消耗最低，操作费用最少，投资最省，操作简便，无污染的目的。
本发明的目的是这样实现的：
中压联醇后的原料气或经精脱硫后的脱碳原料气，经采用无油润滑技术的压缩机七段或六段提高压力至氨合成高压圈相等的压力，即压力为24.0-31.4MPa后，不经冷却，利用其90-129℃的显热，并提高温度至140-160℃，进行高压甲醇化和高压甲烷化反应。
提高温度至140-160℃的原料气，在24.0-31.4MPa压力下进入予甲炉2，进行高压甲醇化反应，反应温度在220-330℃间，出炉气体温度在160-190℃间，使原料气中的CO＋CO2的90％以上转化为甲醇，放出反应热和残余0.2％以下的CO＋CO2进入高甲炉3，进行高压甲烷化反应，反应温度为230-400℃和压力为24.0-31.4MPa的原料气经高压甲烷化反应使其微量CO＋CO2小于10PPM，出炉气体温度为150-170℃，然后进入予热器1与压缩机来的原料气进行热交换，以提高压缩机来的原料气温度至140-160℃，自身温度降至80-100℃，进冷却器4，温度降至35-40℃，进入醇水分离器洗涤器5，分离出稀醇液，送稀醇贮槽或精馏工段，气体送氨合成工段氨冷器前作为合成补气。本工艺可采用高效换热器，高效冷却器、高效分离洗涤器和高效反应器支持本工艺的高净化度和自热平衡。
本发明具有如下积极效果：
直接技术经济效果如下：
1、可使净化气微量CO＋CO2小于10PPM，可望维持在1-5PPM之间，接近或达到国外引进大型厂的水平，比铜洗工艺的20-30PPM低2-4倍，保证了氨合成系统的安全稳定性，延长了催化剂的使用寿命。
2、与铜洗工艺相比年节省直接操作费用150-200万元(按年产量3万吨合成氨计)。
3、节能能源：(按年产量3万吨合成氨计)年节省电82.5万度，年节省蒸汽1.638万吨，年节省冷冻量1.574×1010kj，年节省冷却水104.4万吨，上述总节能折标准煤量为3120.22吨，相当于每吨氨节标准煤104.01kg，使吨氨总能耗下降5.54％。
4、环境保护：本工艺界区内环境条件优越，可以实现不见废气、废水、废渣、废热，无嗅味、无噪音、毒气、颜色，实现“四无四不见”洁净工艺岗位。
5、改善劳动条件，降低劳动强度。本工艺操作简单，需要调控指标少，只需1-2人监视和记录微量和温度，比铜洗工艺劳动强度降低60-80％以上。
间接技术经济效果：
1、由于微量CO＋CO2降低、惰性气体量少、氨合成反应净值提高2-3个百分点，相当于总量的15-20％，原料气消耗定额由3050Hm3/T以上，降止2850Hm3/T以下，单机产量上升7％以上，吨氨总能耗下降比例也高于上述比例。
2、杜绝了铜洗工艺带液、微量超高、铜比失调等恶性事故所造成的间接损失。
3、节省了电解铜、冰醋酸、氨等社会紧俏物资。
4、年回收甲醇600-1200吨，增加产值120-240万元，扣除精馏及所耗氢气的成本按70％计，年获净收益36-72万元。
5、由于取消了铜洗工段，其废渣、废气、废水等污染源自然消失，省去了其污染处理费用。
图1为本发明的工艺方框流程图。
下面结合附图及实施例对本发明作进一步说明。
如图1所示，中压联醇后的原料气或经精脱硫后的脱碳原料气，经采用无油润滑技术的压缩机七段(或六段)提高压力至氨合成高压圈相等的压力，即压力为24.0-31.4MPa后，不经冷却，利用其压缩产生的90-129℃的显热，进入予热器1，靠与高甲炉3出口气进行换热，提高原料气温度至140-160℃，来进行高压甲醇化和高压甲烷化反应。
提高温度至140-160℃的原料气，在24.0-31.4MPa压力下进入予甲炉2，进行高压甲醇化反应，反应温度在220-330℃间，出炉气体温度在160-190℃间，使原料气中的CO＋CO2的90％以上转化为甲醇，残余0.2％以下的CO＋CO2伴随放出的反应热直接进入高甲炉3，进行高压甲烷化反应，经高压甲烷化反应使其微量CO＋CO2小于10PPM，炉内反应温度230-400℃，出炉气体温度150-170℃，然后进入予热器1与压缩机来的原料气进行热交换，以提高压缩机来的原料气温度至140-160℃，自身温度降至80-100℃，进冷却器4，温度降至35-40℃，进入醇水分离器洗涤器5，分离出稀醇液，送稀醇贮槽或精馏工段，气体送氨合成工段氨冷器前作为合成补气。醇水分离器洗涤器5内喷入少量的软水洗涤掉微量的醇类、有机物质。本工艺可采用高效换热器、高效冷却器、高效分离洗涤器和高效反应器支持本工艺的高净化度和自热平衡。
采用24.0-31.4MPa高压甲醇化和高压甲烷化反应，使中压联醇后的原料气或经精脱硫后的脱碳原料气，经无油润滑技术的压缩机七段(或六段)提高压力至氨合成高压圈相等的压力，可实现甲醇化反应如下：
由上式可见：甲醇生成反应是体积缩小反应，因此提高压力有利于反应向右进行，通过化学热力学计算，CO、CO2平衡浓度可降至PPM级。因此可将大部分CO、CO2有害气体转化为甲醇，残余微量CO、CO2经高压甲烷化反应如下：
同理加压利于反应进行。
利用气体压缩余热，可保持系统自热平衡。因甲醇化、甲烷化反应必须在200-350℃条件下进行，而本工艺采用无油润滑技术改造的压缩机七段或六段可使气体压缩后升温至90-129℃，将传统工艺中的冷却设备移至甲烷化之后，利用其显热直接进入高压甲醇化和高压甲烷化反应炉。
实施例1，中压联醇后的原料气(气体压力为12-13.5MPa)，经采用无油润滑技术改造的压缩机七段或六段，提高原料气压力至氨合成高压圈相等的压力，即压缩至压力为24.0-31.4MPa，温度升至90-129℃，不经原压缩机水冷却，利用气体压缩产生的90-129℃的显热，进入予热器1，靠与高甲炉3出口气进行换热提高其温度至140-160℃，进入予甲炉2，进行高压甲醇化反应，空速12000-16000小时-1，控制反应温度220-330℃，使原料气中的CO＋CO2的90％以上转化为甲醇，出口气体温度160-190℃，一氧化碳和二氧化碳含量小于0.2％，残余0.2％以下的CO＋CO2伴随放出的反应热直接进入高甲炉3，完成高压甲烷化反应，空速8000-12000-1，控制反应温度230-400℃，经高压甲烷化反应使其微量CO＋CO2小于10PPM，出炉气体温度150-170℃，进入予热器1与压缩机来的原料气进行热交换，温度降至80-100℃，进冷却器4，经水冷却温度又降至35-40℃，进入醇水分离器洗涤器5，分离出稀醇液，送稀醇贮槽或精馏工段，气体送氨合成工段氨冷器前作为补气。醇水分离器洗涤器5内喷入少量的软水洗涤掉微量的醇类、有机物质。本工艺可采用高效换热器、高效冷却器、高效分离洗涤器和高效反应器，支持本工艺的高净化度和自热平衡。
醇后气中CO＋CO2是波动的，系统压力随氨合成系统变化，所以系统内的温度分布允许在上述范围内波动。净化气微量CO＋CO2小于10PPM是确保指标，实际上一般在1-4PPM之间，冷却器所用的水由原压缩机冷却器移来，除高压洗涤水耗少量电能外，别无任何能源输入，而回收的甲醇等价热值和经济价值相当于所耗电量的30-40倍，故本工艺与铜洗流程相比，除净化度高外，回收的能量远高于消耗的能源。
实施例2，无中压联醇的煤、焦制氨系统，气体经脱碳后，残余CO＋CO2在0.5-2％之间，需经常温水解精脱硫装置使硫含量小于0.01PPM，总硫过高将影响高压甲醇化催化剂的寿命，其工艺过程及操作条件同实施例1。因原料气中的CO＋CO2浓度较高，回收甲醇量将是实施例1的2-3倍，净化气含微量CO＋CO2在5-10PPM间，略高于实施例1。