天然气制氢工艺技术规程

1、天然气制氢工艺技术规程天然气制氢装置工艺技术规程1.1装置概况规模及任务本制氢装置由脱硫造气工序、变换工序、psa制氢工序组成1.2工艺路线及产品规格该制氢装置已天然气为原料，采用干法脱硫、3.8mpa压力下的蒸汽转化，一氧化碳中温变换，psa工艺制得产品氢气。1.3消耗定额（1000nm3氢气作为单位产品）序号1名称单位天然气nm3小时消耗量38976单位消耗453备注23原料天然气燃料天然气nm3nm335840313641736.54电kwh3584.0241.675脱盐水吨119.41.392.1工艺过程原料及工艺流程2.1.1工艺原理1.天然气脱硫本装置采用干法脱硫来处理该原料气中的

2、硫份。为了脱除有机硫，采用铁锰系转化吸收型脱硫催化剂，并在原料气中加入约1-5%的氢，在约400高温下发生下述反应：rsh+h=hs+rh22hs+mno=mns+ho22经铁锰系脱硫剂初步转化吸收后，剩余的硫化氢，再在采用的氧化锌催化剂作用下发生下述脱硫反应而被吸收：hs+zno=zno+ho22chsh+zns+ch+ho25252氧化锌吸硫速度极快，因而脱硫沿气体流动方向逐层进行，最终硫被脱除至0.1ppm以下，以满足蒸汽转化催化剂对硫的要求。2.蒸汽转化和变换原理原料天然气和蒸汽在转化炉管中的高温催化剂上发生烃蒸汽转化反应，主要反应如下：ch+ho=co+3h-q(1)422一氧化碳产

3、氢co+ho=co+h+q(2)2222前一反应需大量吸热，高温有利于反应进行；后一反应是微放热反应，高温不利于反应进行。因此在转化炉中反应是不完全的。在发生上述反应的同时还伴有一系列复杂的付反应。包括烃类的热裂解，催化裂解，水合，蒸汽裂解，脱氢，加氢，积碳，氧化等。在转化反应中，要使转换率高，残余甲烷少，氢纯度高，反应温度要高，但要考虑设备承受能力和能耗，所以炉温不宜太高。为缓和积碳，增加收率，要控制较大的水碳比。3.变化反应的反应方程式如下：co+ho=co+h+q222这是一个可逆的放热反应，降低温度和增加过量的水蒸气，均有利于变换反应向右侧进行，变换反应如果不借助于催化剂，其速度是非常

4、慢的，催化剂能大大加速其反应速度。使最终co浓度降到低的程度，且为生产过程中的废热利用创造了良好的条件4.变压吸附原理变压吸附简称psa，是对气体混合物进行提纯的工艺过程。该工艺是以多孔性固体物质（吸附剂）内部表面对气体分子的物理吸附为基础，在两种压力状态直接工作的可逆的物理吸附过程。它是根据混合气体中杂质组分在高压下具有较大的吸附能力，在低压下又有较小的吸附能力，而理想组分h无论在高压下还是在低压下都具有较小的吸附能力2的原理。在高压下，增加杂质分压以便将其尽量多的吸附于吸附剂上，从而达到高的产品纯度；吸附剂的解析或再生在低压下进行，尽量减少吸附剂上杂质的残余量，以便在下个循环再次吸附杂质2

5、.1.2流程简图（附图）2.1.3流程简述1.脱硫流程和设备天然气为原料，hs只有几十ppm和少量的有机硫（20-30ppm），因此采用流程为：在一2个钴钼加氢器后串两个氧化锌脱硫槽。加热主要是（原料天然气达到脱硫反应温度350-400）。设在一段炉对流段低温蒸汽过热蒸汽过热器之后的一个原料预热盘管组，利用烟气余热进行加热的。来自界区的天然气经进入原料气分离器(f1101)分离掉其中的液体，分为两股，一股作为燃料气与来自psa制氢工序的尾气在燃料气分离器（f1102）混合后去对流段余热；一股作为原料天然气，配入来自中温变换后的氢气，进入原料气压缩机j1101，压缩到22kg/cm2左右，进入一

6、段转化炉对流段余热盘管，预热到427，并用未预热的副线调节到350-400，再送入加氢转化器d1101原料天然气在加氢转化器内反应后，串联通过两个氧化锌脱硫槽d1103a、b中使天然气的硫含量降低至0.1ppm以下。这两个槽任何一个都可以作为第一个槽，也可以只使用一个槽，另一个更换脱硫剂，经过脱硫的气体送入一段炉。2.转化流程脱硫后的天然气配入中压蒸汽，达到一定的水碳比（3.5左右），进入一段炉对流段的混合气预热盘管，加热到500，送到一段炉辐射段顶的9根上集气管。每根上集气管又把气体分配到42根转化炉管中，共378根，内装催化剂。气体在管内边吸热边反应，到转换管底的温度达到820。每一排横竖

7、42根炉管的气体汇合于一根水平的下集气管。下集气管也是9，各有一根上升管。反应后的气体沿9根上升管上升，继续吸收一些热量。在一段炉对流段分别设置：混合器预热器3烟气废锅蒸汽过热器原料气预热器锅炉给水预热器燃料气预热器助燃空气预热器充分回收烟气热量提高一段炉总的热效率。一段炉出口的转化气温度约为813，甲烷含量约9.7%（干基），经输气管（107-d）进入二段转化炉（103-d），二段转化炉仅作为通道使用，在二段炉水夹套的作用下，一段转化气的温度降低到约789，在第一废热锅炉（101-ca/b）和第二废热锅炉（102-c）中回收热量后，温度降低至约371去变化工序。3.变换原理转化气进入高变炉（

8、d1102），高变炉中装填了铁系的高温变换触媒，在高温变换触媒中发生变换反应，大部分一氧化碳与蒸汽反应生成二氧化碳和氢气，离开高温变换炉的工艺气中一氧化碳含量降低到约2.2%（干基）。为使变换反应更接近平衡，高温变换炉出口气依次经过高变换废热锅炉（103-c）和高变气锅炉给水预热器（0108-cm）回收热量后，在约220-230进入装有铜触媒的小低变（104-db1）进一步发生变换反应，从小低变出来的变换气经过高变炉出气锅炉给水预热器（106-c）回收热量后，进入到低变炉（104-db）进一步发生变换反应，低低变换炉出口的一氧化碳含量降低到0.24%（干基），送往脱碳工序。4.psa变压吸附技

9、术是以吸附剂（多孔固体物质）内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下易吸附高沸点组份、不易吸附低沸点组份和高压下吸附量增加（吸附组份）低压下吸附量减小（解吸组份）的特性。将原料气在压力下通过吸附剂床层，相对于氢的高沸点杂质组份被选择性吸附，低沸点组份的氢不易吸附而通过吸附剂床层（作为产品输出），达到氢和杂质组份的分离。然后在减压下解吸被吸附的杂质组份使吸附剂获得再生，已利于下一次再次进行吸附分离杂质。这种压力下吸附杂质提纯氢气、减压下解吸杂质使吸附剂再生的循环便是变压吸附过程。多层变压吸附的作用在于：保证在任何时刻都有相同数量的吸附床处于吸附状态，使产品能连续稳定地输出；保证

10、适当的均压次数，使产品有较高的提取率。在变压吸附过程中，吸附床内吸附剂解吸时依靠降低杂质分压实现的，本装置采用的方法是：常压解吸降低吸附床压力（泄压）逆放解吸冲洗解吸图2-1示意说明吸附床的吸附、解吸过程。吸顺向c放压q4q2留3q量q逆向e冲dc吸附b41a升压p真大升压过空（a-b）：压力气压ppp吸附3图2-1示意说明吸附床的吸附、解吸过程012程经解吸再生后的吸附床处于过程的最低压力p，床内杂质吸附量为q(a点)。在此11条件下用产品组份升压到吸附压力p，床内杂质吸附量q不变（b点）。31吸附过程（b-c）：在恒定的吸附压力下原料气不断进入吸附床，同时输出产品组份。吸附床内杂质组份的吸

11、附量逐步增加，当到达规定吸附量q（c点）时停止进入原料气，3吸附终止。此时吸附床内仍预留有一部分未吸附杂质的吸附剂（如吸附剂全部吸附杂质，吸附量可为q，c点）。4顺放过程（c-d）：沿着进入原料输出产品的方向降低压力，流出的气体仍为产品组份用于别的吸附床升压或冲洗。在此过程中，随床内压力不断下降，吸附剂上的杂质被不断解吸，解吸的杂质由继续被未充分吸附杂质的吸附剂吸附，因而杂质并未离开吸附床，床内杂质吸附量q不变。当吸附床降压至d点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为p。32逆放过程（d-e）：开始逆着进入原料气输出产品的方向降低压力，直到变压吸附过程的最低压力p1（通常接近大气压力），床内大部

12、分吸附的杂质随气流排出塔外，床内杂质吸附量为q。2冲洗过程（b-a）：根据实验测定的吸附等温线，在压力p下吸附床仍有一部分杂质吸附1-量，为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力进一步降低。在此利用顺放气冲洗床层不断降低杂质分压使杂质解吸。经一定程度冲洗后，床内杂质吸附量降低到过程的最低量q时，再生终止。至此，吸附床完成一次吸附解吸过程，再次升压进行下一次循环。1经过冷却、分水后的中变气进入装有吸附剂的吸附器，吸附除去氢气以外的其它杂质（hocococh），使气体得以净化。224净化后的工业氢纯度大于99.9%（v/v），以恒定的流量和压力通过氢气压缩机（110-j）外送。供直接液化装置。吸附剂

13、再生得到的尾气，经脱附气缓冲罐f7003，稳定后经过pic7007多余的部分由pic7005放空进火炬后，进入螺杆压缩机0115-j/jt送转化做燃料6工艺冷凝液回收变换气分离罐中分离下来的工艺冷凝液经工艺冷凝液泵（109-j/ja）加压，与汽提后的工艺冷凝液在工艺汽提冷凝液换热器（130-ca/cb）中换热后进入工艺冷凝液汽提塔（103-e）的顶部。汽提蒸汽自工艺冷凝液汽提塔底部进入，将工艺冷凝液中溶解的微量氨、二氧化碳和醇汽提出来，用作工艺蒸汽。汽提后的工艺冷凝液经过汽提冷凝液锅炉给水换热器（131-c）进一步回收热量，并经工艺冷凝液水冷器（0105-cm）冷却后送出界区，开车或操作不正常

14、时电导率超标的工艺冷凝液去污水处理。7、脱盐水系统温度40压力0.6mpa的脱盐水从界区来，经贫液锅炉给水换热器1107-c温度升至72，大约40%经汽提冷凝液锅炉给水换热器131-c换热至105，与剩余的脱盐水混合后经净化器水冷器换热至94进入除氧器101-um，通过注联胺和热力除氧去除夹带的氧离子温度升至115，通过注氨水调节ph值后进入汽包给水泵0104-j/ja送入5汽包。8、蒸汽系统锅炉水通过101-ca/cb，102-c及烟气废热锅炉生产高压蒸汽（温度313.8，压力10.3mpa），高压蒸汽经一段炉对流段蒸汽过热盘管，温度过热至420，再经脱氧水减温减压后温度降至350压力降至3

15、.8mpa供工业蒸汽及各蒸汽透平用。部分中压蒸汽经再次减温减压，压力降至0.35mpa温度200用作除氧用蒸汽。在开工阶段，启用透平及表面冷凝器则需引用外来中压及低压蒸汽。2.1.4装置辅助系统2.1.4.1仪表风系统界区来仪表空气经流量计frq5060进入仪表风罐0107-fm缓冲后送到装置各用户。当仪表风压力pal5061压力低时psll报警后连锁停车。2.1.4.2循环水系统循环水自界区来，温度28度压力0.5mpa分别进入各冷却点冷却设备0102-j0105-cm0104-cm1109-c,1110-c0116-cm0106-cm101-jcm0110-j/ja0115-jpsa装置油

16、系统及其它用量t/h269225342000681522240134.21021.6150从界区来的氮气有两种，一种是5.2mpa的中压n，用于高压系统的吹扫和气密。另一返回温度升至38，压力降至0.3mpa2.1.4.3火炬系统原有放空燃气及放空气进入火炬罐0119fm稳压后进入火炬管烧掉。2.1.4.4氮气系统2种是0.8mpa的低压氮气用于平时吹扫。2.2装置控制指标62.2.1原料质量指标1.原料天然气组成体积%ch4ch2ch36896.30%0.7870.114ch4100.033ch5120.008n20.559he0.024co22.17总硫2.89mg/m3压力正常值1.45

17、mpa2.2.2燃料指标2.2.2.1燃料天然气同原料天然气2.2.2.2燃料尾气出口温度尾气流量组成12011300.65kg/h（mol%）h238.89co1.37co20.487ch449.96ho29.42n20.88100.002.2.3产品质量指标氢气组成如下h299.6co+co220.0ppmn+ch240.4出口温度出口压力产品流量2.2.3.1二段炉转化气指标温度压力流量402.4mpa85885nm3/h78931.6bar209344.22nm3/hh269.85%co9.84%co210.49%8ch49.66%2.2.3.3高变气指标温度流量415.8209344

18、.22nm3/hh271.94%co2.19%coch2416.71%8.99%压力2.2.3.4低变气指标温度流量29.7bar223.6209344.22nm3/hh248%72.co0.24%coch2418.31%8.82%压力2.2.3.5脱碳气指标温度流量28.5bar40108297.51nm3/h9h288.66%co0.29%coch240.1%10.81%压力2.2.3.6psa产品气指标25.8bar项目进装置的温度进装置的压力氢纯度单位mpa%（v/v）指标20-402.5599.6ch4%（v/v）0.002co%（v/v）0.001co2%（v/v）0.00012.

19、2.3.7外输蒸汽指标本装置生产10p3.9mpat3502.2.4三剂及化学药品的物化性质及控制指标2.2.4.1磷酸三钠2.2.4.2氨含量10-35%密度0.912.2.4.3联胺密度1.01闪点38爆炸极限2.9-98.02.2.4.4五氧化二钒密度3.35能助燃2.2.4.5二乙醇胺密度1.09可燃闪点137爆炸极限1.6-9.8%2.2.4.6碳酸钾密度2.43102.2.5主要工艺操作条件项目仪表位号单位控制范围原料天然气压力pic5002mpa1.35-1.55原料压缩机出口压力燃料混合罐压力加氢反应器入口温度pic27pic5063ti1051mpampa4.20.3350-

20、380加氢反应器床层温度ti1138-1143400脱硫反应器入口温度脱硫反应器出口温度水碳比配比蒸汽温度转化炉入口温度转化炉出口温度中变反应器入口温度中变反应器出口温度ti1143ti0052ti0055h/c101ti1002ti1003trc1117trc0010ti1197330-380330-3703.5-4.5323490-510750-820310-37042411小低变入口温度ti5030220-235小低变床层温度ti5031-5036250低变入口温度低变床层温度入1104-c低变气温度低变气入1105-c温度低变气入co吸收2塔温度出co吸收塔净化2气温度去psa净化气温

21、度富液出co吸收塔2温度贫液出再生塔温度半贫液出再生塔温度半贫液出闪蒸槽trc1053ti1012-10161108ti1019ti1054ti5050ti1136ti1113ti4017205-220250223.6165121714011912111911012温度出再生塔co气体2温度进再生塔顶酸性冷凝水温度进co吸收塔顶贫2液温度入co吸收塔底低2变气压力出co吸收塔顶净2化气压力ti1023ti1137mpampa10140712.772.6出co再生塔co2气压力2mpa0.165入co吸收塔顶贫2液流量入co吸收塔半贫2液流量入co再生塔富液2流量co吸收塔出口2co含量2中压蒸

22、汽温度fic5fic67trc5192kg/hkg/hkg/hv%149900111900013239860.1%350-40013中压蒸汽压力psa原料温度psa原料压力高压蒸汽压力高压蒸汽温度低压蒸汽压力低压蒸汽温度进co吸收塔中部2半贫液温度prc519151975202ti7002pi7002prc5192ti0085prc5194tic52025191mpampampampa3.5-4.020-402.3-2.68.0-10.54200.352001102.2.6公用工程及界区条件2.2.6.1项目新鲜水生活用水循环冷水循环热水公用风仪表风氮气1.0mpa蒸汽消防水温度（）常温常温4

23、2常温常温常温200常温14压力（mpa）0.300.300.450.350.600.601.60.801.0脱盐水0.5mpa蒸汽管网燃料气2.2.6.2氮气条件纯度氧含量露点2.2.6.3工艺用脱盐水ph值电导率（25）硬度25150401.00.400.5099.99%10ppm-706.2-7.50.2s/cm0含sio铁铜2.2.6.4仪表及工厂空气仪表空气20.02mg/l0.02mg/l0.003mg/l压力mpa温度机械设计值1.060最大操作值0.840正常操作值0.740最小操作值0.5540露点温度冬季：-40夏季：-20含油10mg/m3（0.01ppm）含尘1mg/m

24、3工厂空气压力mpa温度设计值1.060最大操作值0.840正常操作值0.640最小操作值0.4402.2.7消耗指标15单位序号名称单位小时消耗量产品消耗备注量1天然气nm3389764532原料天然气nm33燃料天然气nm335840313641736.54电kwh3584.0241.67567脱盐水冷却水蒸汽（3.9mpa）ttkg119.45425.8120001.3963.09139.58工艺冷凝液kg50892591.7备注：1）设计规模：按一段炉的最大能力进行设计2.3装置物料平衡（见附表）2.4生产控制分析项目序号123分析项目原料气：组成两套脱硫器反应器出口：硫含量转化气：组

25、成控制指标0.00005%（v/v）ch10.5%4（v/v）分析频率1次/天1次/天1次/班1645678中变气：组成低变气：组成净化气：组成产品气：组成溶液：组成co3.3%（v/v）co0.3%（v/v）co0.1%2（v/v）h99.6%2（v/v）1次/班1次/班1次/班1次/班1次/天30mg/l9脱氧水：含氧量0.015mg/l1次/天9-11、10高压炉水：ph、po3-2次/班411酸性水：ph、cod7-10、0.03%1次/天1213饱和中压蒸汽：sio2过热高压蒸汽：sio220ug/kg1次/周20ug/kg1次/周序号12项目phcod单位mg/lmg/l预计数值7

26、-9200-25017345678bod石油类氨氮硫化物酚氯离子mg/lmg/lmg/lmg/lmg/lmg/l60-7510060-750.50.57009硫酸根离子mg/l850101112总硬度总碱度浊度mg/lmg/l7507503013溶解性固体2.5仪表控制方案及主要仪表性能2.5.1仪表控制方案1.1转化系统mg/l3000控制点控控制方式制目的pic-4002（鼓风提控制器控制指标氧含量分析仪机压力控制）供pic-4002通过aia-5010/aia-转控制阀化pv-4002控制炉鼓风机透平转185011分析值为3-5辐速而达到控制射鼓风机出口风段压的目的，风压在的高低直接体正

27、现在空气进料常的多少，从而提生供燃料燃烧所产需氧量。中炉内燃料燃烧所需氧量pic-4005（一段控控制器pic-4005指示炉辐射段压力制pic-4005通过值5mmh2o控制）炉控制阀pv400519膛控制引风机透负平转速来达到压控制炉膛负压在的目的合理范围pic-5063（一段控控制器燃料气压控指炉燃料气压力制pic-5063通过示pic-4002压控制）一调节压力控制段阀pv-5063控炉制燃料混合罐力-0.25mpa，转化气温度控制tici-117指示转压力。转化气出值813化口温度的调节气是依靠燃料进出气量的调节来口控制的，主控制温时转化炉出口度温度控制器tici-117，从控制时天

28、然气燃20料压力控制器pic-5063，两者采用串级控制mic-0011（对流控通过手动控制对流段各预热过热段燃料流制器mic-0011调过热段所需12量手控）一节过热段燃料段流量来控制对炉流过热段温度，对与烟道燃料压流力控制器组成过混合控制，控制热对流段各预热段过热段温度。温度pic-5066（烟道控控制器点温度在控制范围烟道气温度指燃料压控）制pic-5066通过示值1000，frc-5063（过热一控制阀段燃料流量控段pv-5066调节制）炉燃料进烟道烧烟嘴压力，来控制过烟囱温度指示值13021道进烟道燃料量气的多少从而控温制烟道气温度，度达到调节对流段温度的目的，pic-5066与fr

29、c-5063组成串级控制系统，主控制是frc-5063frc-0002（转化控控制器水碳比控制正反应蒸汽用量制frc-0002通过常值为3.5流量控制）转控制阀化fv-0002调节反蒸汽流量控制应水碳比。正常生所产状况下，水碳需比的调节是一合种比例控制系适统，主控制为原水料压缩机出口碳流量控制器22比frc-0001，从控制是frc-0002根据原料天然气量的多少来调节lic-0028/lic-控控制器液位指示值为0029（第一废液制lic-0028/lic-100%锅夹套水液位第0029通过控制控制）一液位控制阀废lv-008/lv-002锅9调节水夹套中水夹套水液位夹套液位lic-0025

30、（二段控控制器液位指示值为炉夹套水液位制lic-0025通过100%控制）二控制液位控制段阀lv-0025调炉节水夹套中夹水套水液位23水夹套液位在合理范围内1.1高低温变换系统控制点控制控制方式目的控制指标tic-010控制控制器tic-0010转化气入（出第二转化通过控制第二废高变温控废锅转化气入锅旁路温度控制tic-1110气温度控高变阀tv-0010调节入指示值制）炉温高温变换炉的转371度trc-0011控制（如小低进小化气温度控制器trc-0011通过控制高变废24入小低变trc-0011变温控）低变热锅炉副线调节温控指示的气体温度阀tv-0011来调节值210入小低变的气体温度t

31、rc-5039控制控制器trc-5039入低变（低变炉进低温控）变炉通过控制106-c副trc-5039线调节阀tv-5039温控指示的气体温度lic-0078控制来调节入低变炉的气体温度工艺冷凝液泵值220分离罐液（变换气变换（109-j/ja）出口位控制值分离罐液气分位控制）离罐液位在合理范围内1.2脱碳系统2.5.2主要操作条件管线调节器lic-4019与液位排放线上的调节器lic-0078通过分程控制方式控制调节阀lv-4019与调节阀lv-0078动作转化炉操作条件2550%项目一段炉转化管压差mpa（a）控制参数0.42控制点控制方式pdi-0055转化管入口工艺气预热温度一段炉转

32、化管出口温度mic-0011510tr1-3与pic-5066813te1-117pic-5063一段炉入口水碳比二段转化炉出口温度3.5789ti1-85tr1-90fic-0001fic-0002第二废锅后转化气温度燃料气去烧嘴温度371185tica-0010ti-5061tica-0010mic-0011与pic-5066烟道气出对流段温度130ti1-6126燃料气去烧嘴压力mpa一段转化炉顶负压2.5.3连锁逻辑一览表0.25pi-5074pic-50635mmh0pt68pt4006pt4005pica40052联锁逻辑位号联锁名称逻辑描述联锁起因一段炉辐射段炉膛负压高高ps40

33、06燃料气总管压力高高ps5065燃料气总管压力低低ps5065鼓风机出口压力低低ps4001联锁逻辑位号联锁名称逻辑描述联锁起因i-101b一段炉联锁保护一段炉炉管，一段炉熄火联锁值联锁动作pv5063关v5065-1关v5065-2关v5065-3关i-101b转化联锁系统紧急停车联锁值联锁动作27水碳比低低hcs全厂紧急手动停车msi-101b接一段炉联锁i-101b汽包液位低低ls5090仪表风压力低低ps5061联锁逻辑位号联锁名称逻辑描述联锁起因汽提塔压差高高pds4038联锁逻辑位号联锁名称切断原料fv1sp71切断返氢fv5003关去psa阀v5051低变炉联锁sp5开启sp4sp4a关闭执行101b联锁psa停车汽包上水lv1关闭pds4038工艺冷凝液汽提塔联锁防止蒸汽带水入一段炉联锁值联锁动作lv4019关闭fv4009开hv4004开ps5068ps5067过热段燃料压力低低高高联28逻辑描述联锁起因过热段燃料压力低低ps5068过热段燃料压力高高ps5067联锁逻辑位号联锁名称逻辑描述