制氢加氢工艺说明

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1、12制氢工艺说明：第一章 装置概况第一节 装置简介一、设计依据：l 、关于西安石油化工总厂清洁燃料生产技术改造项目基础工 程设计的批复中石化建设 200343 号。2 、关于印发西安石化总厂清洁燃料生产技术改造项目调整部 分工艺方案论证会纪要的通知，中国石化建设2003170。二、设计原则1 、 4000m3n h 制氢以催化干气为原料( 备用原料为轻石脑油) ， 生产规模为.4000m3n/h工业氢，年开工8400小时。2、本装置采用 PSA 净化工艺流程，其中造气单元采用先进的轻 烃蒸汽转化工艺路线；变压吸附(PSA)单元采用成都华西化工研究所 的专有技术。3、认真贯彻国家关于环境保护和劳

2、动保护的法规和要求。认真 贯彻安全第一预防为主的指导思想。对生产中易燃易爆有毒有害物质 设置必要的防范措施。三废排放要符合国家现行有关标准和法规。 4、装置工艺过程控制采用集散型控制系统(DCS),以提高装置的 运转可靠性。5、为节约外汇，主要设备和材料均立足于国内供货。三、单元概况1、单元概况4000m3n/ h 制氢与加氢精制组成加氢精制单元，该单元与催化裂 化（含产品精制）等组成联合装置，共用中心控制室、变配电所及公用 工程系统。2 、单元组成原料气净化一转化一中温变换一PSAf工业氢。3 、生产规模装置公称规模为4000m3n / h工业氢。年开工时数为8400小时。第二节 制氢装置特

3、点本设计借鉴国内外制氢装置及大型合成氨装置的设计和生产经 验，采用我公司设计制氢装置 30 多年的经验和成果，选用国内研制 成功的新型催化剂和先进的工艺流程及设备，显著地降低生产成本和 能耗，提高了装置运转的可靠性。1、造气部分11、采用催化干气作为装置原料，提高了原料产氢率，降低了 装置生产成本。备用原料为直馏组份的轻石脑油。12、优化装置设计，合理选择工艺参数，采用较高的转化入口 温度（500C）和出口温度（840C）,增加转化深度，提高单位原料的产 氢率，从而降低原料和燃料消耗；选用较低的水碳比（35），进一步 降低转化炉的燃料消耗。13、为解决原料气中烯烃含量过高的问题，加氢部分增加变

4、温 反应器（烯烃饱和）及导热油管外循环取热的工艺流程，不仅保证后而 工序正常操作，而且采用导热油作为取热介质，增加了原料温度调节 的灵活性。1.4、氧化锌脱硫反应器设置两台，即可串联又可并联，可使 氧化锌的利用率达到 100，并可实现不停工更换脱硫剂。1. 5、在原料气的预热方面，采用开工加热炉和原料预热炉二合 一的方案。不仅增加了原料预热温度调节的灵活性，又增加了中压蒸 汽的产量。1 6 、为了提高装置的可靠性，确保装置长周期安全运行，制氢 装置的催化剂选用国内成熟可靠的催化剂。其中转化催化剂选用齐鲁 化工研究院研制生产的新型转化催化剂Z 417/Z418，其比表面积较 大且可较大降低转化炉

5、的压降。17、一氧化碳变换部分采用中温变换流程，不采用低温变换流 程；以降低装置投资，简化制氢流程，缩短开工时间。18、采用三合一的产汽流程(即烟道气、转化气、中变气的产 汽系统共用一台汽水分离器)，简化了余热吸收流程，降低了装置投 资。19、优化换热流程，合理利用余热温位，提高有效能效率。 利用转化炉烟道气高温位余热预热原料气，利用烟道气和转化 气的高温位余热发生 35MPa 中压蒸汽。所产蒸汽一部分作为工艺 用汽，多余部分外输至全厂蒸汽管网。 利用中变气高温位余热预热锅炉给水，以增加中压蒸汽产量。 提高燃烧空气预热温度(320C),降低转化炉的燃料用量。 在维持合理传热温差的前提下，降低排

6、烟温度，提高转化炉、 原料预热炉的热效率，以降低燃料消耗。110、回收工艺冷凝水，减少脱盐水量。 在中变气冷却过程中，产生大量的冷凝水。水中除含有微量 C0 、2 有机物外，金属离子含量很低(0. 050. 06ppm)。这部分酸性水如 直接排放，将会污染环境或增加污水处理场负担。国内外对该部分酸 性水的综合治理均十分重视。近年来投产的制氧装置，都将这部分酸 性水汽提脱除 C0 等杂质后，再经除氧作为锅炉给水的补充水。本设2 计采用了这一先进成熟的回收技术，工艺冷凝水经汽提后直接送至热 工系统的除氧器，除氧后作为锅炉给水。这样，既保护了环境，又减 少了脱盐水用量。1. 1 1、采用PSA净化工

7、艺技术，简化了制氢装置流程，提高了 氢气质量，降低了装置能耗。1. 1 2改进转化炉结构设计(1) 转化炉采用顶部烧嘴供热、对流段横卧于地面的项烧炉结构。 其特点如下： 热效率高。在对流段尾部设置空气预热器，使燃烧空气与烟道 气换热后进入烧嘴助燃。这样，一方面将烟道气的低温位热能转化为 高温位热能，提高了火焰温度，降低厂燃料消耗；另一方面降低了排 烟温度，减少了排烟热损火，提高了热效率。 采用顶部烧嘴。由于采用顶部烧嘴，火焰向下与物流并流，更 适合于转化管内反应的要求。 对流段设置于地面，便于安装和检修，同时又降低了汽包安装 高度。 顺烧炉因火嘴集中、能量大、数量少，更适合于燃烧低热值的 PS

8、A脱附气。(2) 转化炉管采用下部支撑、上部弹簧吊挂的支撑方式。下部支 撑是以上尾管吸收热胀量，降低了设备造价；上部弹簧吊挂可改善炉 管受力状况，减轻炉管受热不均而产生的弯曲，提高转化炉操作的可 靠性。(3) 由于该装置规模较小，转化炉下集合管的直径较小，采用热 壁管(材质为Cr0Ni )较为经济合理。2 32(4 )采用新型燃烧器，对燃料的适应性强，既可单烧高压瓦斯.也 可单烧低压斯，还可以两种瓦斯混烧。(5) 选用新型耐火及保温材料，减少散热损失。(6) 为节约材料，减少对流窄体积，提高传热效率，对流段采用 翅片管及新型热管空气预热器。1 1 3 、改进主要工艺设备结构(1) 反应器全部采

9、用热壁结构。(2) 转化气蒸汽发生器采用卧式烟道式结构，有利于降低没备造 价，便于安装与检修。管程中心管出口处设调节机构，用以调节转化 气出口温度、管程入口处采用冷壁结构，内衬耐高温衬里。(3) 采用高效离心分水器，提高分水效率，降低设备投资。(4) 热回收部分换热器采用U型管双売程换热器，降低气体换热终 温，提高热利用率。11 4、提高自动控制水平。(1) 本设计采用集散型计算机控制系统(DCS),以提高装置运转的 可靠性。(2) 增设连锁自保系统，提高装置安全运转的可靠性。(3) 各主要工序设置在线分析仪表，便于及时调整操作条件。1 15、合理确定工程标准。(1) 、根据国内同类装置设计经

10、验，合理选材。(2) 、管架及框架采用钢结构。116、因地制宜优化平面布置本设计对装置所处地理位置、地质条件及现有公用工程设施等进 行了充分考虑。在平面布置上，采用“同类设备相对集中的流程式” 布置方式，并充分考虑设备的检修和催化剂、吸附剂的装卸场地以及 设备的维修、消防、生产操作等所需通道，使工艺设备平面布置紧凑 合理。2、PSA部分2. 1选用国内先进的PSA净化工艺，提高氢回收率。2. 2变压吸附工艺过程采用DCS控制系统，具有运转半稳，操作可 靠的特点。并且具有事故状态下，能自动或手动由八床操作切换至七 床、六床、五床操作的功能，因而大大地提高了装置的可靠性。2. 3投资低。只有引进P

11、SA装置投资的7080%。第二章 工艺流程第一节 工艺流程简述1 、原料气压缩部分来自装置外的催化干气进入原料气缓冲罐(V4001)，经原料气 压缩机(C4001A.B)升压后进入原料预热炉(F4001)，预热至260C进 入脱硫部分。本装置的备用原料为来自装置外的轻石脑油，进入原料油缓冲 罐(V4016)，经原料油泵升压后与装置外来的循环氢混合进入原料预 热炉(F4001),预热至380C进入脱硫部分。2、脱硫部分进入脱硫部分的原料气，由于含有大量的烯烃，每1%摩尔的烯 烃饱和将引起约23C的温升，根据烯烃的含量，原料气分成两部分， 一部分进入变温反应器(R4004)，原料气在催化剂作用下进

12、行烯烃饱 反应，其间的反应热由导热油带走，出变温反应器的气体约290C左 右与另一部分走旁路原料气体进入钻钼加氢反应器(R4001),在R4001 催化剂中主要发生的是走旁路部分原料气体烯烃饱反应和全部气体 的氢解反应，使有机硫转化为硫化氢，有机氯转化为氯化氢。旁路原 料气的数量视原料中烯烃含量而定，确保进入下游脱硫反应器的温度 控制在380C左右。钴钼加氢反应器的下部装有脱氯剂，可将原料气中的氯含量脱至O2ppm 以下。加氢后的原料气进入氧化锌脱硫反应器(R4002A. B)。在此氧化 锌与硫化氢发生脱硫反应。精制后的气体中硫含量小于0. 2ppm，进 入转化部分。3、转化部分精制后的原料气

13、在进入转化炉(F4002)之前，按水碳比3. 5与3. 5Mpa水蒸汽混合，再经转化炉对流段(原料预热段)预热至500C, 由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，在催化 剂的作用下，原料气与水蒸汽发生复杂的转化反应。整个反应过程表 现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴 提供。出转化炉的高温转化气(出口温度为840C)经转化气蒸汽发生 器(E4001 )发生中压蒸汽后，温度降至360380C，进入中温变换部 分。4 中温变换部分由转化气蒸汽发生器(E4001)来的360380C转化气进入中温 变换反应器(R4003),在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气

14、C0 含量降至3%(干基)左右。中变气经锅炉给水第二预热器(E4002)预 热锅炉给水、锅炉给水第一预热器(E4003)预热锅炉给水回收大部分 的余热后，再经中变气空冷器(A4001)及中变气水冷却器(E4005)降温 至40C，并经分水后进入PSA部分。5 PSA部分来自中温变换部分的中变气压力2.5Mpa.(G)、温度40C，进入 界区后，自塔底进入吸附塔T4101AH中正处于吸附工况的塔(始终 同时有两台)，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，一次性除去氢 以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99. 9%的产品氢气，经压力调 节系统稳压后送出界区。当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其他塔吸

15、附，吸附饱 和的塔则转入再生过程，在再生过程中，吸附塔首先经过连续四次均 压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大部分 氢气放入顺放气罐（V4101,用作以后冲洗步序的冲洗气源）,再通过逆 放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解 吸气缓冲罐 （V4102）,冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V4103）,然后经调节阀调节 混合后稳定地送往造气工段，用作燃气。PSA部分的具体工作过程如下：（A塔为例叙述）1）吸附过程原料气自塔低进入吸附塔A,在吸附压力（2. 5Mpa. G）下，选择 吸附所有杂质,不被吸附的氢气作为产品从塔顶排出。当吸附前沿（传 质区前沿）到达吸附剂预留段的下部时停止吸附。2）一均降压过程吸附结束后，A塔停止进原料，然后通过程控阀与刚完成二均升 步骤的D塔相连进行均压，这时A塔空间内的高压氢气就均进入D塔 得以回收，直到两塔的压力基本相等时，结束二均降过程。3）二均降压过程一均降压过程结束后， A 塔又通过程控阀与刚完成三均步骤的 E 塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入E塔，得 以继续回收。直到两踏的压力基本相等时，结束二均降压过程。4）三均降压过程二均降压过程结束后，A塔又通过程控阀与刚完成四均升步骤的 F塔相连进行均压，这时A塔