制氢装置开工运行分析及优化.docx

20000Nm3/h制氢装置开工运行分析及优化某厂20000Nm3/h制氢装置作为70万吨/年柴油加氢精制装置配套工程，于2014年10月10日建成中交。在装置中交之前，车间配合完成了制氢装置的“三查四定”、转化炉烘炉、各反应器催化剂的装填等工作。一、开厂过程1.1、转化炉烘炉，锅炉煮炉。9月17日0:00点F-101火嘴，开始烘炉，11:40导通烘炉流程（冷氮循环流程），流程如下。8月19日12:10汽包开始上水，汽包建立液位。20日9:00，辐射室出口升至150开始恒温，同时在弹簧吊架做好标记。20:10系统氮气置换完毕，氮气循环，系统压力0.8MPa。21日7:00发现V-109人孔泄露，装置降温至120，更换V-109人孔垫子。16:40，系统开始升温，21:30转化炉辐射室出口升至150，恒温2小时后以7/h升温。23日4:00转化炉辐射室出口升至230恒温，锅炉系统1.0MPa恒压。在转化炉升温过程中，间歇向锅炉系统注磷酸三钠和氨水，并定期打开定排排污。24日4:00，转化炉320恒温结束，开始以7.5/h升温。15:00，V-109以0.1MPa/h升压。25日1:00，V-109升至2.0MPa，汽包开始恒压。4:00，转化炉辐射室出口升至500，转化炉开始恒温。26日4:00，转化炉500恒温结束，以2025/h升温至转化炉出口达到720。恒温2小时候继续以2025/h升温，炉膛升至950，开始恒温。27日19:50，汽包以0.07MPa/h升压，28日1:00升至2.5MPa恒压。恒压2小时候继续以0.07MPa/h升压3.0MPa，10:00汽包开始3.0MPa恒压。28日8:20转化炉炉膛温度以1520/h升至1050，16:30转化炉炉膛温度最高点升至1050开始恒温，20:30，转化炉1050恒温结束。熄灭部分火嘴，以1520降温，转化炉辐射室出口降至600后恒温4小时。29日22:00，熄灭部分火嘴，转化炉辐射室出口以30/h降温，同时汽包以0.2MPa/h降压。30日11:40，转化炉降温至200，装置试验大联锁。熄灭全部剩余火嘴，转化炉闷炉。烘炉结束。图1计划烘炉曲线图2 实际烘炉曲线在烘炉过程中，解决V-109人孔气密不合格，空气预热器热烟入口过滤网堵塞导致压降增大等问题。1.2、催化剂装填烘炉结束后，10月2日至10日装置严格按照设计数据进行了各反应器及转化炉内催化剂的装填工作。具体装填数据如下：表1 催化剂装填数据汇总表装填位置型号堆密度kg/L装填量/kg装填高度/m半径/m装填体积/m3装填密度kg/LR-100JT-40.60.7559006575/9.05 0.65 R-101JT-1G0.60.76486048301.47.44 0.65 R-102AT4080.70.9168011001.62.21 0.76 T3051.01.31145057001.611.46 1.00 R-102BT4080.70.9168011001.62.21 0.76 T3051.01.31145054701.611.00 1.04 R-103FB-1231.351.553540060202.222.88 1.55 在催化剂装填期间，装置完成了新增瓦斯系统暗放空、V-106、V-107至低压等设计变更的施工，并对转化炉内部衬里、炉管、耐火砖、对流室管束进行了详细的检查，并对蒸汽过热段堵塞弯头进行了更换。1.3、装置气密10月11日至13日装置按照开工试车方案先对制氢装置开工还原流程进行了氮气置换。对冷氮循环流程做了1.0MPa、2.0MPa、2.6MPa三个压力等级的气密，并对相应的漏点进行了整改。1.4、催化剂干燥1.4.1干燥流程N2V-102K-101V-101E-101(管)E102(壳)R-100R-101R-102AR-102BF-101原料预热段F-101转化炉管B-101R-103E-102(管)E-103(管)V-104E-104（管）V-105A-101E-105V-106转化开工线焦化干气线V-102K-1011.4.2催化剂干燥计划升温程序：原料净化部分催化剂用氮气升温，系统压力控制在0.60.8MPa，升温速率为2030/小时，120恒温4小时，恒温后继续以2030/小时的速度升至250，250恒温2小时后以2030/小时的速度降温至180，按预硫化条件进行。1.5、变温、加氢催化剂硫化硫化流程氮气V-102K-101V-101E-101管E-102跨线R-100R-101E-111壳开工硫化线V-102。10月13日19:20，转化炉点火开始升温。10月14日18:50，转化炉辐射室出口升至150后，开始以20/h速度升温。10月15日6:00，引中压蒸汽进E-101，E-101管程出口以开始以20/h速度升温。7:50，E-101管程出口温度开始120恒温，F-101辐射室出口开始200恒温。10月16日7:50，E-101管程出口温度290，R-100入口开始270恒温，R-103入口210。10月16日18:00，催化剂干燥结束，熄灭转化炉部分火嘴，硫化系统降温至180，导通硫化流程，18:30完成原料净化与转化系统的隔离。20:50转化炉熄灭全部火嘴。表2 催化剂干燥期间切水统计表切水时间切水位置切水量/kg16日9:30V-10675016日12:30V-1064516日13:00V-10515016日15:45V-10610516日18:00V-10645合计1095 干燥期间共切水1095kg水，根据装置全部催化剂装填总量为82452kg计算，催化剂含水为1.33%。说明催化剂在生产、运输、装填过程以及装填催化剂之前的系统干燥过程中保持了很好的干燥环境。16日22:50，开始引重整氢进硫化流程，进行硫化流程的系统氢气置换。17日9:20，系统氢气置换完毕，R-100入口开始注入硫化剂DMDS。9:25，R-100升温至200。11:00，R-100硫化氢达到600ppm，R-101出口硫化氢达到2800ppm。系统硫化氢穿透，开始升温，并不断向系统注硫化剂。18日8:30，R-101出口硫化氢达9000ppm，9:30，R-101出口硫化氢达10000ppm，反应器出口硫化氢浓度基本不变，V-102切不出水，标志着催化剂硫化结束。共耗硫化剂DMDS 1.04t。10:00停硫化剂泵。表-3 催化剂硫化期间切水记录切水时间切水位置切水量/kg17日12:00V-10211517日15:00V-1021.31517日19:10V-10211517日23:50V-1020.51518日7:10V-10261518日7:10V-101115合计1621.6、转化、中变催化剂还原18日9:00，F-101点火，23:00，改通转化催化剂还原流程，系统开始升温。流程图3。图3 开工还原流程19日18:40，F-101入口TI11402达到420，R-103床层达到220230，达到配汽条件，开始向系统配入自产蒸汽。22:30，改汽油加氢干气V-1203外排氢至焦化干气线向系统配氢。20日3:00，系统氢纯度达到84%。7:50，F-101出口升至800恒温。配汽量9t/h。13:50，改R-100进系统，15:30，改R-101进系统。转化中变催化剂还原结束。21日8:00，R-100入口283，R-101入口264，F-101出口774，装置各系统反应温度达到进料条件，开启P100，系统进料重整液态烃，15:40，引中变气进PSA，18:00，PSA氢气产品纯度达到99%。22日8:30，将PSA产品氢改进柴油加氢改质装置，15:30，PSA解吸气改进F-101，标志着装置一次开车成功。 二、装置物料平衡装置物料平衡见表4。表4 制氢装置物料平衡项目物料名称kg/hwt%104t/a入方混合干气5525.5022.854.64加氢干气58.450.240.05重整液态烃1000.004.130.84工艺蒸汽17000.0070.2914.28汽提蒸汽600.002.480.50合计24183.95100.0020.31出方氢气899.003.720.76PSA尾气10065.1441.628.45脱酸水1000041.358.40放空蒸汽300012.402.52损失2200.910.18合计24184.14100.0020.31通过物料平衡表可以看出，目前装置主要以混合干气、重整液态烃为原料，基本与设计工况相符，装置目前产氢量为899kg/h，约10000Nm3/h，达到设计负荷的50%，负荷偏低。由于装置部分仪表不准，以上物料平衡数据部分为估算值。三、水汽系统平衡制氢装置水汽平衡如表5所示。表5 制氢装置水汽平衡表项目介质名称kg/hwt/%t/a入方除盐水3800093.873192001.0MPa蒸汽24806.1320832合计40480100.00340032出方加氢注水350010.45294003.5MPa工艺蒸汽1700050.781428003.5MPa外排蒸汽1500044.80126000除氧器放空30008.9625200定排水14804.4212432C-101放空5001.494200合计40480120.91340032四、装置能耗装置能耗数据如表6所示。表6 制氢装置能耗表项 目消耗量能耗指标，MJ实际能耗实际单位能耗单位数量单位数量MJ/hMJ/1000Nm3H2电kWh1050MJ/ kWh10.8911434.51143.451.0MPa蒸汽t/h2.48MJ/t31827891.36789.1363.5MPa蒸汽t/h-18MJ/t3684-66312-6631.2循环水t/h45MJ/t4.19188.5518.855除盐水t/h31MJ/t96.32985.3298.53除氧水t/h-3.5MJ/t385.19-1348.165-134.8165净化风Nm3/h450MJ/m31.59715.571.55燃料气kg/h1200MJ/kg45.25543005430合计9855.045985.5045 制氢装置设计能耗为20871.58MJ/h，合279 kgEo/t H2，实际能耗为9855.045MJ/h，合261.83 kgEo/t H2，能耗低于设计值，主要是装置在实际运行中，采用了较低的水碳比（目前4.0），同时，说明新装置大部分节能降耗设备换热效率高，能量回收利用率高。五、目前制氢装置存在的问题及优化措施1、转化炉下集合管内部衬里存在破损，集气管外壁存在超温变色现象，集气管外壁最高温度达260，影响集气管使用寿命，影响制氢装置的长周期运行。建议总厂在2016年大检修前提前购进1/3（32）根转化炉管，以备转化炉管损坏更换，同时在2016年大检修期间对集气管衬里进行修补。2、转化炉管在装填转化催化剂前进行炉管内部检查过程中，发现大部分炉管内壁有金相析出，通过查阅资料及询问专家，此现象为转化炉管合金钢中金属析出，短期使用没有问题，但将缩短转化炉管的使用寿命。目前加强转化炉运行的监控，防止超温范围扩大化，加强转化炉炉管的检查，防止炉管破裂、弯曲等不正常现象发生。联系设计单位、转化炉生产厂家对转化炉下集气管、转化炉管的使用寿命进行综合评估，最终确定整改方案。3、进装置除盐水温度偏高，设计除盐水进装置温度为40，经过热媒-除盐水换热器E-106、中变气-除盐水换热器两次加热至90后进入除氧器，通过连排罐顶蒸汽和1.0MPa蒸汽除氧至104。但是由于除盐水进装置温度达到70以上，导致两次换热后进除氧器温度在120，超出了E-104的壳程设计温度110，影响E-104及除氧器V-112的安全平稳运行。建议将装置换热网络进一步优化，降低除盐水进装置温度。4、减温器DT-101和DT-102注水调节阀在开工过程中发现定位不灵敏，导致目前减温水只能通过调节阀副线手动操作，降低装置的自控率，增加了操作员工的工作强度。5、PSA解吸气进转化炉调节阀FV-11401无副线，无上下游阀，而且该管路管径粗，调节阀不能微调，尤其是在PSA进行切塔操作时，调节阀调节解吸气流量对转化炉炉膛负压影响较大。严重时引起装置联锁甚至转化炉闪爆，影响装置的安全平稳长周期运行。建议新增FV-11401副线和上下游阀，同时并上一DN200的流量调节阀组。6、装置原料有待进一步调整，目前装置主要进料为液态烃（1.1t/h）、加氢干气（约400Nm3/h）、混合干气（400Nm3/h）。与设计主要原料偏差较大，影响装置的经济效益。因此，装置下一步将逐步把原料调整为以混合干气为主，以液态烃为辅的原料配比。7、装置在设计变更中取消了总碳分析仪，只能通过人工化验分析后计算水碳比，导致装置在平时调整进料时容易引起水碳比波动，装置目前只能在较高的水碳比条件下操作，确保在调整装置进料时转