转化制氢装置培训教材

1、第一章概述第一节装 置 概 况 及 特 点1. 装置概 况装置工业氢生产能力为 1200 nm 3/h 工业氢。装置技术采用上海华西化工科 技的轻烃水蒸气转 化造 气、变压吸附（ PSA） 净化工艺专有 技术路线。该装置由原料气压缩、原料气精制、轻烃水蒸气转化、中温变换、PSA以及 余热回收等部分组成。2. 制氢装置组成原料气压缩f原料气精制f转化f 中温变换f PSA单兀3. 生 产规 模设计生产能力 为 1200nm3/h 工业 氢 ，最大生产能力为 1200nm3/h 工业氢。 年开工时数为 8000 小 时。第二节 生产流程简述一.工艺流程简述1. 原料气压缩部分来自装置外的天然气与循

2、环氢混合后进入原料气缓冲罐（V101）,经原料气 压缩机（C101A.B ）升压后后进入转化炉对流段中，预热至380 C进入加氢脱硫 部分。1.2 加氢脱硫部分预热后的原料气，进入加氢反应器（R101）,在加氢催化剂的作用下发生有 机 硫 转化 反 应， 使 有机 硫 转化 为 无机 硫 ， 然 后 再进 入 氧化 锌脱 硫 反 应 器 （ R102A.B）， 在此氧化 锌与硫化氢发 生脱硫反应， 脱除原料中的 硫。精制后的 气体中硫含量小于 0.2ppm ， 进入转化 部分。1.3 转化部分精制后的原料气在进入转化炉（ F101 ）之前，按水碳比 3.5 与 2.2MPa 水蒸 汽混合，再经

3、转化炉对流段（原料预热段）预热至500 C ,由上集合管进入转化 炉 辐射段。转化 炉管装有转化催化剂， 在催化 剂的作用下， 原料气与水蒸气发 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820 C ） 经转化气蒸汽发生器（E101）发生中压蒸气后，温度降至280320 C,进入中 温变换部分。1.4 中 温变换部分由转化气蒸汽发生器（E101）来的300360 C转化气进入中温变换反应器 （R103），在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中CO含量降至3%（干基） 左右。中变气经锅炉给水预热器（E

4、102）预热锅炉给水、除盐水预热器（E103） 预热除盐水回收大部分的余热后，再经中变气水冷却器（E104）降温至40 C, 并经分水后进入PSA部分。1.5 PSA部分来自中温变换部分的中变气压力、温度40 C,进入界区后，自 塔底进入吸附塔T201AE中正处于吸附工况的塔，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 99.99 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它塔吸附,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三次均压降压过程尽量回收 塔死空间氢气，然后通过顺

5、放步序将剩余的大部分氢气放入顺放气罐（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 放解吸气进入解吸气缓冲罐（V201）,冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V202）, 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：（以A塔为例叙述）1）吸 附过程原料气自塔底进入吸附塔A,在吸附压力下，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 的塔相连进行均压， 这时 A 塔死空

6、间的高压氢气就均入相应的 塔得以回 收， 直到两塔 的压 力基本相等时， 结 束一均降过程 。3）二均降 压过程一均降压结束后，A塔又通过程控阀与刚完成三均升步骤的塔相连进 行均压，这时A塔死空间的高压氢气就接着均入相应的塔，得以继续回收。 直到两塔的 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结束后，A塔又通过程控阀与刚完成冲洗再生的塔相连进行 均压，这时A塔死空间的高压氢气就接着均入该塔，得以继续回收。直到 两塔的 压力 基本相 等时 ， 结束三均降 压过 程。5 顺放 过程三均降压过程结束后，A塔压力已降至0.3MPa左右,这时A塔通过程 控阀 将塔剩余的部 分

7、氢气放入顺放气 罐 V201 直到压力降 至 0.22MPa 左, 结束顺放过程。6 逆放过 程顺放过程结束后，A塔压力已降至0.22MPa左右,这时，杂质已开始从 吸附剂中解 吸出来 ，于 是打开逆放程控 阀，逆着吸附方向将吸附塔压 力降 至 0.03MPa 左右 。 逆放出的 解吸气被送入 解吸气缓冲罐 V202。7 冲洗过 程逆着吸 附方向， 用顺 放气 罐中 的气 体经程控阀 和调节阀 对吸附塔进 行冲洗。使被吸附组分 从吸 附剂中 完全解吸出来送入解吸 气缓冲罐 V202。8 ） 三 均 升 压 过 程冲洗过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成二均降压步骤的塔相连进 行 均压 升压 ，这

8、 时该塔 死空 间的 高 压氢气 就流 入 A 塔 被回 收，同 时 A 塔 压 力得 以继 续上 升， 直 到两 塔 压 力 基本相 等。9) 二 均 升压 过 程三 均 升 压 过 程结束 后， A 塔通 过程 控阀 与 刚 完 成 一均 降 压 步 骤的 塔相 连 进 行 均 压 升压 ， 回收 该塔 死空 间 的 高压 氢气 ， 同时 A 塔 压 力得 以 继续 上 升， 直到 两塔 压力基 本相 等。10) 一均升压过程二 均 升 压 过程 结束 后 ， A 塔通 过程 控阀 与 刚 完 成 吸附步 骤的 塔相 连进 行 均 压 升压 回收该 塔死 空间 的 高 压氢 气，同时 A

9、塔 压 力得 以继 续上 升，直 到 两塔 压力 基本相 等。11 产 品气 升压 过程经连 续三 次均 压 升 压 过 程后 ， A 塔 压 力 已升 至 1.3MPa 左 右, 这 时 用产 品氢 对 吸附塔 进行 最后 的 升压 ， 直到 使其达 到 吸附 压力 。经 过 以 上 步骤 后 ， A 塔的 吸 附 剂得 到了 完 全 再生 ，同 时又重 新达 到了吸 附 压 力 ， 因 而已 可无扰 动地 转入 下一 次 吸附。各 吸附 塔 的 工 作过 程与 A 塔 均完 全相 同， 只 是 在时 间上 互相 错开 一 个吸附 时 间 ， 五 个塔 交替吸 附即 可实 现连 续 分离提

10、纯氢 气 的 目 的 。1.6 工 艺冷 凝水 回 收系统在转 化 炉前配 入的 工艺蒸 汽， 一 部分 参 与转 化、变 换 反应 生成 了 H2、 CO、 CO2 , 另外 一 部分 则 在热 交 换过 程中 被冷 凝 ， 并 在 中变 气分 水 罐中 被 分 离出 来 。 分 离的 工艺 冷 凝水， 直接 进入除 氧 器， 除氧 后 作为 锅 炉给 水回收 利用 。1.7 热 回收 及产 汽 系统 除盐水除氧系统自装 置外 来的 除 盐水进 入 V109 与中 变气分 液 罐的 酸性水 混 合后 通 过除 盐水泵P102经除盐水预热器(E103)预热至105 C左右，然后进入除氧器及 水

11、箱 (V104) 。 除氧 用 蒸 汽自 装 置部 来 。除 氧 水 经过 锅 炉 给水 泵 (P101A 、B) 升压后送至中压产汽系统。 中压产汽系统来自中压锅炉给水泵(P101A、B)的除氧水经过锅炉给水预热器(E102)、 预热 至 饱 和温 度后 进 入 中 压 汽 水 分离 器 (V103) 中 。 饱 和水 通 过自 然 循 环方 式经 转 化炉 对 流段 的 蒸 发段 及 转化 气 蒸汽 发 生 器( E101 ) 发 生饱 和 蒸汽 。 该饱 和蒸 汽 一部分 供造 气单元 自 用 ，其余 减 压 至 1.0MPa 送出 装 置至 1.0MPa 蒸汽管网。 加药系统及排污系统

12、固体 的 磷 酸三 钠 加入 V109 中 ， 溶 解在 除盐 水中 。 经 P102 随除 盐 水进 入中 压 产汽 系 统。为 了 减 少 系 统的 热 损 失 和 保 护 环 境 ， 系 统 还 设 置 了 定 期 排 污 扩 容 器 (V107)。排污水送入定期排污扩容器，并加入新鲜水冷却至50 C以下排放。2. 主 要 工艺 过 程操 作条 件2.1 加 氢反应 器 ( R101 )入口温度280380出口温度C260370入口压力MPa2.15出口压力MPa2.132.22.4加氢催化剂装量m30.32氧化锌脱硫反应器（R102A、B）入口温度260 -370出口温度C250 -3

13、60入口压力MPa2.13出口压力MPa2.1氧化锌脱硫剂装量m30.32X 2转化炉辐射段入口温度C400 /-600出口温度C760 -820入口压力MPa2.05出口压力MPa1.80碳空速h1627水碳比mol/mol3.0 -3.52.3入口温度C280320出口温度C320360入口压力MPa1.78出口压力MPa1.75空速（干）h -11883催化剂装量m0.78PSA部分吸附塔各步骤操作条件：2.5催化剂装量 m0.6中温变换反应器序号步骤压力（MPa G）温度（C ）1吸附（A）1.6402一均降（E1D）1.6 f 1.28403二均降（E2D）1.28 f 0.8640

14、4三均降（E3D）0.86 f 0.44405顺放（PP）0.44 f 0.25406逆放（D）0.25 f 0.07407冲洗（P）0.07 f 0.0340序号步骤压力（MPa G）温度（C ）8三均升（E3R）0.02 0.44409二均升（E2R）0.44 0.864010一均升（E1R）0.86 1.284011产品气升压（FR）1.28 1.640PSA单元工艺步序表:步序1234567891011121314151617 18 1920时间T1 _2 T3 T4 T1T23 一4T2T3T4T1T2T3T4T12 T3T4T201AAE1D0E2DE3DPPDPE3ROE2RE1

15、F: FRT201BE1RFRAE1DOE2DE3DPPDPE3ROE2RT201CE3R0E2RE1RFRAE1DOE2DE3D)PPDPT201DE3DPPDPE3ROE2RE1RFRAE1D）OE2DT201EE1D0E2DE3DPPDPE3ROE2RE1RFRA说明：A:吸附E1DE3D: 13次均 压降压PP:顺放0:隔离D:逆放E1RE3R: 13次均压升压 P：冲洗FR:产品升压第三节催化剂性质及主要技术规格1.催化剂性质及主要技术规格催化剂名称加氢催化剂氧化锌脱硫剂转化催化剂中变催化剂型号T201PT305Z412/Z413:FB123外观兰灰色 条状灰白或淡黄色 条状灰黄色/

16、浅灰色 七筋车轮状黑褐色 圆柱状规格 mm 3 X 4 10 4 X 4 10 16 X 9 16 X 16 9 X 6 9堆密度 kg/l1.1 1.30.95 1.2/0.951.11.3 1.5侧压强度N/cm 80 40 250N/颗/450 N/ 颗 200活性组分Co、MoZnONiOFe3Q比表面积 m/g 30 40使用空速h-11000 3000:1000 3000500 1000400 2500使用温度c320 400200 400300 340使用压力MPa2.0 4.0:常压4.00.5 2.0:一次装入量t(m 3)0.25(0.314)0.76 (0.628 )0.

17、66 (0.6 )1.05 ( 0.78 )使用设备R101R102A.BF101R103主要生产厂家西北化工 研究院西北化工 研究院齐鲁石化公司 研究院西北化工 研究院备注定货时考虑5%的富裕量2.吸附剂、瓷球及填料性质及主要技术规格催化剂名 称活性氧化 铝硅胶活性炭分子筛惰性氧化铝填料型号GL-H2XSI-01XBC-15BHX5A-98H外观白色球状透明颗粒黑色柱状米色球状白色球状白色B环规格mm 35 23 1.5 2 23 15 38堆密度 t/m 30.70.750.530.781.60.281侧压强度N/cmAI2Q 含量,% 40 40 40材质使用空速h-1使用温 度C600

18、一次装入量 t(m 3)0.75(1.05)0.75(1.0)18.00(30.5)9.00(11.5 )根据反应器 确定0.03(0.1 )使用设备T201A-ET201A-ET201A-ET201A-ER101R102A.BR103V104生产厂家上海华西化工科技备注定货时考虑5%的富裕量第四节原料及产品的主要技术规格1.1.天然气1. 原料序号组成天然气摩尔分率V%194.242C2H61.83C3H80.594C4H100.095C5H120.035QHm0.097CQ2.888N20.289H2S3 99.99 %CH4 2 PPmCO 1 PPmCQ 5 PPm出装置温度40 C出

19、装置压力0.9MPa(G)2.2装置的副产品 装置的副产品为PSA部分的解吸气，该解吸气直接作为转化炉的燃料。第二章工艺流程说明及原理第 一节 工艺流程说明压力为0.4MPa的天然气进装置并与装置所产部分工业氢气以一定比例混合后在压 缩机入口缓冲罐（V101）缓冲。然后经压缩机（C101/A.B ）压缩到2.2MPa进入转化炉（F101 ） 对流室加氢原料加热段加热到约380 C后进入加氢反应器（R101）,在此原料气体中的 烯烃被饱和，有机硫转化为S。出口约370 C的加氢生成气进入两台串联的脱硫反应器 （R102/A.B ），在反应器H2S被氧化锌吸附生成硫化锌，脱硫后的气体中H2S要求0

20、.5PPm。脱硫后的原料气与装置产的2.2MPa水蒸气按H2O/C=3.5的比例混合，进入转化炉 （F101 ）对流室转化原料预热段加热到约500 C进转化炉管，在转化炉管原料气与水蒸 气反应生成H2、CO CQ和部分残余甲烷，甲烷的干基含量6%（V）。出口约820 C830 C 、1.8MPa高温转化气进入转化气余热锅炉（E101）的管程与 壳程的锅炉给水换热发生2.2MPa水蒸汽，转化气则降至300 C左右进入中温变换反应器 （R103），在反应器CM 水蒸汽继续反应，生成CQ和氢气，出口的中变气Cg量3%（V）。 中温变换反应为放热反应，反应出口温度约为405 C .上述中变气再分别经锅

21、炉给水预热 器（E102/A.B ）与锅炉给水换热至151 T，经除盐水预热器（E103 ）换热至138 C，再经 中变气-冷却水换热器冷却至40 C后经分液罐（V102）分液后进入PSA单元。中变气在PSA单元中经物理吸附，在吸附塔（T201/A.E ）顶引出产品氢气送出装置。 吸附罐再生阶段分出的低压尾气经缓冲罐（V202）稳压均质后连续供作转化炉（F101 ）的 燃料。由中变气分液罐（V102）分出的酸性冷凝水与装置外来的除盐水混和后进入脱氧槽。 脱氧水作为装置废热锅炉的锅炉 给水供发生中压蒸汽之用。温度约930 C的转化炉（F101 ）辐射段出口的烟道气依次进入转化炉对流段的转化 原料

22、预热段、加氢原料加热段，蒸汽发生段，空气预热段，烟道气被冷却至约200 C经 引风机（C102）排入烟囱。被加热至约200 C的热空气由鼓风机（C103）送往转化炉顶 部的混合燃烧器为PSA尾气、瓦斯燃料的燃烧提供风量。由转化炉对流段，转化气废热锅炉产生的2.2MPa水蒸汽经过汽包（V103）分液后 大部分作为转化工艺所需的水蒸汽被消耗，多余部分经压控阀（PV311）并入1.0MPa蒸 汽管网。第二节 工艺原理（ 一） 原料的净化在烃类蒸汽转化 法生产氢气的过程中，使 用多种催化剂，它们都几乎易受硫化 物 的 毒害而不同程度地失去活性， 并对设备造成腐蚀破坏， 现在认为， 原料中的 氯含量 过

23、高， 也会对制氢过程中的 催化剂和设备造成损害， 有时甚至是很严重时， 因此， 从 原料中 除去硫、 氯等杂质， 至一个较低的程度是必要的 ， 我装置设计进装置原料（ 天 然气）的含硫量较低。加氢精制后原料的含硫量降至 0.5PPm 以下以保护后边催化剂的 活性。反应机理原料烃中的 硫化 物以多种形态存在，一 般分为无机硫化物和有机硫化物。有 机硫 化 物不能在氧化锌脱硫剂上 直接反应被脱除， 必须经加氢转化成无机硫化物硫化氢后 方可被氧化 锌脱硫剂吸附脱除， 有机硫化物在原料中一般有硫醇、 硫醚、 二硫醚和 环下面以脱硫反应为例，硫醇加氢硫醚加氢噻吩加氢 二硫化碳加氢 氧化锌脱硫状硫化物（噻

24、吩及其衍生物）等，原料中的硫化物绝大部分是有机硫化物 钴钼加氢催化剂也能将轻油中的其它杂质如砷、铅等部分脱除。说明原料的加氢净化过程：R SH+H2 = RH+H2SR S R +2违=RH+R H+HSC4 H4 S +4 H2 = n C4H10+H2SCS2+4H2 = CH 4+2H2SH2S+ZnO = ZnS+H 2O （汽）以上反应都是放热反应，平 衡常数很大，因 此，我 们提供一个能保证反应速度足 够快的反应温度，有机硫的转化与脱除是很完全的。操作参数 一、温度加氢净化反应都是放热反应。平 衡常数的数值都很大，只要反应速度足够快，有 机硫的转化是很完全的。一般控制温度34040

25、0 C进行，反应速度随硫化合物的类型 而有很大不同。 噻吩一 类的 化合物较难反应，同一 系列化合物中，分子量愈大都愈易 反应，我装置设计加氢系统温度360 C ,最高不得超过420 C ,以防烃类热裂解而造成 结碳。二、氢分压加氢反应速度在压力一定的 情况下，氢 分压增加，反 应 速度 加快。但 同时操作费 用会上升，也会受到设备材质方面的限制，设计氢气过量率玄2.5。（ 二） 烃 类的 蒸汽转化烃类的蒸汽转化是以烃类为原料，在催化剂作用下使组成CnHm的烃类和水蒸汽反 应，转化为气体H2和CO,同时伴生CQ和少量残余的CH4,其中H2是我们装置的目的 产物，而CQ再通过后面的中温变换反应继

26、续与H2Q生成H和CQ。装置转化炉出的转化气中H2，浓度约为71%,甲烷含量6.0% （干基） 反应机理CH4+H2Q（ 蒸汽） = CQ+3H2-206000KJ/KgmolCQ+H2Q（ 蒸汽） = CQ2+H2+41200KJ/Kgmol第一反 应叫转 化反 应， 第二反应叫变换反应， 两个反应 均可逆反应， 在转化反 应 操作温 度围， 两反 应的 化学平衡均存在， 所以气体 在平衡状态下总会有一 定量 的 CH4、 CO CQ、H2和HQ（汽）五种成分。烃 类原料中除含有 CH4 外， 还含有碳数更多的 烃类。 这些高 级烃 类与水蒸汽反应 的 平衡常数都很大， 亦即高 级烃的 平衡

27、浓度非常小， 因此， 认为较高烃类的转 化是 完 全 的， 其反应通式如下：CnHm+nH2Q（ 蒸 汽 ） =nCQ+（ n+m/2 ） H2-Q实际上 ，转化炉进行烃 类蒸汽转化反应是很复杂的。一方面有大分子烃类 的裂解， 产生小分子的烃类直至CH4，另一方面，裂解产物又发生聚合、缩合反应，直至生成焦 碳。 这些反 应与转 化反 应一 起构成了一个极复杂的 平行 、 顺序反应体系 ， 而且不可避 免地造成了转化催 化剂的 表面结碳， 降低转化催化 剂的 活性， 严重时会酿成事故。 操作参数由转化 反应 方程式 可以 看出 ，转化反应过程是吸热 ，体积增 大的可逆反应，从热 力学上来看，提高

28、水碳比（H2O分子和烃类中碳原子数目比）降低压力，提高反应温度， 都会使反应向有利于烃类转化的方向进行。一、压力从平衡移动的角度来讲， 低压有利于反应的正向进行， 但我们选择的操作压力并 不是很低，为 2.0MPa 左右，原因主要是出于以下三方面考虑，第 一，加 压可以节省后 续 用氢单位 设备的 压缩 功率 ， 第二， 在一定程度加 压可 以节省设备投资， 第三 ， 加 压 有利于生产余热的利用。二、温度从反应本身说， 提高温度对反应平衡和反应速度都有好处。转化炉管气体入口温度高一点可以降低转化炉辐射段的热负荷， 而且可以使原料 气进入炉管炉很快可以达到反应温度， 从而提高了催化剂的生产能力

29、。但温度不是说 可以无限制的提高， 一方面受加热炉热负荷的限制， 另一方面受设备材质的限制， 而 且较高的温度烃类在高温环境中可能会析碳结焦。一般控制炉管出口转化气温度在 800820 C,设计 炉管入口温度500 C,出口 820 C。转化炉出口温度的高低， 直接影响转化气中甲烷含量。温度升高， 甲烷含量会降 低，为保证原料的利用率及工业氢的纯度，控制转化炉出口转化气中甲烷浓度6（干、 体）。三、水碳比水碳比是转化时加入的水蒸汽分子数与原料烃的碳原子数之比。 水碳比高， 从热 力学和动力学上都有利于烃类蒸汽转化反应的发生。 但是水碳比的确定不只是转化工 序的事， 还涉及以下问题：第一， 转化

30、采用过量水蒸汽， 也是为了满足后面中温变换 工序的需要， 第二， 过量水蒸汽可防止工艺气在炉管及后续管道析碳， 第三， 过量太 多， 会造成装置能耗过大。 我装置炉管入口处水碳比为 3.23.5。四 、 空速空速是单位时间流过单位体积（或重量） 催化剂的物流的体积（或重量）。 空速 的 选择依催化剂的 活性及系统压力 高 低而定。 我装置转化部分碳空速约为 33627Nm/m hr。（三） 一氧化碳的中温变换原料烃经水蒸汽转化得到的转化气中的CO含量约为13%,变换工序的任务是使 CO在催化剂存在的条件下，与水蒸汽反应生成CQ和氢气，一方面增加了氢气，提 高 了原料的利用率。中变反应器出口 C

31、Q浓度小于3% （干、体）。CQ转化率在80%左右。 反应机理CQ变换反应的化学方程式为：CQ+HQ （汽）=CQ+H2+41200KJ/Kgmol这是一个可逆、 放热， 反应前后气体体积不变的化学反应， 从平衡移动的原理可 知， 压力对反应平衡没有影响， 降低温度或增大水蒸汽均有利于反应正向（向右） 进 行。操作参数一、温度放热反应，温度降低，平衡常数增大，反应正向移动，co浓度下降，但反应速度 也将随温度的降低而降低，导致在有效的反应时间和空间及有效体积的催化剂床层中， 反应得不到足够充分的进行，出口 co浓度得不到有效降低，而且温度若低于催化剂的 活性温度更是得不偿失，综合以下因素，选择

32、300 C作为中变反应器入口温度，由于 放热反应，反应器出温度将升至350 C以上。二、压力压力对变换反应平衡移动无影响， 但压力增大， 反应速度会加快， 即加压可以节 省催化剂用量， 提高反应速度， 但作为整个工艺流程中 的一部分， 中变部分的压力还 受控于前部转化过程压力的制约， 为 1.8MPa 左右。三、空速空速的确定依据催化剂的性能和操作压力，其干气空速为1883Nm3/m3 hr。四 、 水 气 比 （ H2o/co）从平衡关系可知，水 气比增大，则平衡变换率提高，但 水气比增大也带来蒸汽用 量大， 燃料耗量多， 变换率提高不明显， 生产不经济等问题， 我装置设计的入口水气 体 积

33、 比 为 3.5 。（四） 余热回收系统本装置设置余热锅炉的目的， 就是为了有效的利用能源， 从而达到降低产品能耗 和 满足工艺要求。本装置余热锅炉，包括转化炉烟气余热锅炉（对流室）和转化气余热锅炉（E101） 转化炉出口烟气温度可达900 C ,为了有效的利用高温烟气的物理显热，在转化 炉对流段， 从高温到低温， 依次布置了转化原料预热段、加氢原料加热段、蒸发段及 空气预热段，最后，烟气温度降至150 C左右，经引风机（C102）通过烟囱排向大气。转化炉出口转化气的温度为820 C,为了满足下一步中温变换反应的需要，设置 了转化气余热锅炉（E101 ）。利用它来产生2.2MPa蒸汽，并使转化

34、气温度降低至340 C。以上两个余热锅炉共用一个汽包（V103）,并分别和V103组成自然循环回路，产 生的汽水混合物， 经 V103 汽液分离后生成饱和蒸汽。V103、E101、蒸发段来的排污水，进到V107排放。（ 五） 废热锅炉机理简述一、 自 然循环锅炉原理：E101， F101 对流室的蒸发段都属于自 然循环锅炉。自 然循环， 就是水和汽水混合物的运动， 靠水和汽水混合物之间的重度差来实现 的。称自然循环。汽包（V103）的水，在重力作用下，经过下降管流入余热锅炉（E101 ）、 蒸发段， 在余热锅炉中 ， 水与高温介质接触， 通过传热部分汽化， 产生蒸汽。 这些汽 水混合物， 由于

35、其重度较汽包中的水要轻， 故而又从上升管循环至汽包， 在循环中 ， 与高温介质再一次换热， 这样就实现了水的循环。 其循环动力就是下降管管的饱和水 重度与上升管的汽水混和物重度的差值。汽水混合物经上升管送到汽包后， 通过波形板分离器分离装置， 把汽水混合物分 离开， 饱和蒸汽被输送出去， 水依然留到汽包进行循环。 由于锅炉给水和加热都是连续的，所以上述的自然循环和饱和蒸汽的产生是连续的。二、锅炉排污：汽包蒸汽，被不断输送出去，炉水盐度不断升高，甚至析出，如果盐份在受热壁 面结垢，就地大大提高传热热阻，致使蒸发量降低，被冷却工艺气温度升高，满足不 了工艺要求，严重时可能会造成设备损坏等重大事故。

36、连续排污就是连续不断地排出汽包液体中悬浮的含有高盐份的炉水，定期排污就 是定期地排出汽包液体中沉淀的含有高盐份的炉水，使炉水质量在允许的围，保证锅 炉安全运行。（六） 加热炉机理管式加热炉一般都有4个主要部分构成：辐射室、对流室、烟囱、和燃烧器。在辐 射室主要通过辐射传热，在对流室主要通过烟气对流传热。辐射室：燃烧需要一定的空间才能燃烧完全，所以辐射室的体积较大，由于火焰温度很高 （可达15001800度左右），热量主要用辐射方式传送。一部分被炉管接受，一部分 使炉墙温度升高，炉墙又把热量反射回来，传给炉管一部分。为了提高传热强度值要 保证火焰不直接扑到炉管上，应尽量减小炉膛体积，这样可以节省

37、投资。对流室：离开辐射室的烟气温度不能太低，否则会降低辐射传热效率，通常控制在700 900度，这样高的温度的烟气还有很多热量可以利用，所以要设置对流室，在对流室 主要是对流传热。烟气冲刷炉管速度越快，传热的能力越大。所以，对流式设计的窄 而高，间距尽量小些。烟气离开对流时的温度一般为300450度为好，为降低加热炉热损失，提高加 热炉效率，可用空气预热器回收这部分热量，使烟气温度降至150度左右。烟气的密 度比烟囱外空气小而产生抽力，所以烟气可以自动排出，烟囱越高，炉膛的抽力越大， 进入辐射室风量越大，为了控制适当抽力，在烟囱需加一块可调的挡板，以保持炉膛 适当的负压，通常为-30-50Pa

38、为宜。加热炉的热效率：加热炉炉管物料所吸收的热量占燃料燃烧所发出的热量及其它 供热之和的百分数即为加热炉的热效率。炉效率随烟气排出温度，过剩空气系数，炉体保温情况及燃料燃烧完全程度而不同， 变化围很大。在无外界热源预热燃烧用空气时，加热炉热效率n通常可按以下两种方法进行简 化估算：（1）根据炉管物料吸热量和燃料用量用下式计算（正平衡计算）：式中n加热炉热效率 %Q有全炉物料吸热料即全炉有效热负荷MJ/HB燃料用料Kg/h(2) 根据烟囱排烟温度Ts,及热剩空气系数a值，由下式进行近似计算(反平衡 计算)：n = 1-q+(2-4)%式中q与排烟温度及过剩空气系数A有关的常数，可用有关图查出。如

39、何提高加热炉的热效率：1降低排烟温度(1) 设置余热回收系统，使出烟气中的热量通过余热回收系统得到重新利用。(2) 设置吹灰器：炉管表面积垢会大大降低炉管的传热能力。(3) 对于液态物料，对流管采用翅片管或钉头管可以大大增加对流管的传热面积， 从而使排烟温度明显降低。(4) 精心操作，确保炉膛温度均匀，防止局部过热和管结焦，是保证炉管正常传热 能力的必要条件。若管结焦，则传人能力降低，炉膛温度和排烟温度将随之 升高。2降低加热炉过剩空气系数(1) 调节好“三门一板”。在保证完全燃烧的前提下尽量降低入炉空气量。(2) 炉体不严，漏风量多是造成过剩空气系数大的主要原因之一。消除漏风不但 简单易行，

40、而且效果显著。(3) 改进燃烧器性能和选用高效燃烧器是降低过剩空气系数的重要措施。3利用高效燃烧器4减少炉壁散热损失5改进控制系统6加强管理，提高操作水平。过剩空气系数：进入炉膛的实际空气量与理论空气量之比。过剩空气系数太小，燃烧不充分，热分布恶化。过剩空气温度太大会降低火焰温 度，降低辐射热的吸收率，结果将使炉效率降低。过剩空气系数每降低10%, 般可 使炉子热效率提高1%-1.5%。目前，圆筒炉和立式炉辐射段过剩空气系数约为1.2-1.3, 对流段过剩空气系数约为1.3-1.5。如已知烟气分析结果，可根据下列公式计算过剩空气系数:21O72179-N 2式中a过剩空气系数N烟气中氮气的体积

41、百分比Q烟气中氧气的体积百分比第三节催化剂中毒1.催化剂的中毒反应气体中的某些杂质和催化剂反应或覆盖其表面，使催化剂的活性、选择性降 低的现象称催化剂中毒。使催化剂中毒的杂质，称为该催化剂的毒物。有的催化剂的活性中心吸附了毒物而活性下降，当反应气体中毒物除去后，活性 能恢复到中毒前的水平，这种中毒现象称为暂时中毒或可逆中毒。反之，反应气体中 毒物除去后，活性不能恢复，叫永久性中毒。例如，S使中变催化剂中毒，碳氧化 物使氨合成催化剂中毒，都是暂时中毒或可逆中毒。硫化物使铜系低变催化剂中毒， 生成的CuS，是永久中毒或不可逆中毒。上述中毒均称为化学中毒。有些杂质虽然不和催化剂发生化学反应，但却会覆

42、盖在催化剂表面上，使反应物 分子不能和表面活性中心接触，从而使活性降低，称物理中毒。例如，蒸汽转化过程 中若由Si（ OH 4蒸汽产生，到中变催化剂表面分解为Si02薄膜。2 . 毒物种类催化剂毒物按其化学物种来划分，可分为三类： 元素周期表中VA族元素（如N、P、As、Sb）和VIA族元素（如0、S、Se、Te），这些 非金属化合物会拥有未共用的电子对，可以通过它们的s轨道于催化剂的金属相互作用 于d轨道结合成键，因此而使催化活性降低。这种相互作用取决于毒物的氧化态一即有 多少电子对会成键，它们是否被配位体所屏蔽。例如，对硫元素物种而言，其毒性降低 的顺序为H2S、SO32-、S042-，从

43、其结构看S有两对未共用电子对，SO2-有一对未共用电 子对；而S042-则没有未共用电子对，属于非毒性结构。对于N、P、As等元素液有类似的 毒性结构和非毒性结构。由此，也给了我们一种启示。即采用简单的化学方法使某些物 质的有毒结构转变为无毒结构。如用成盐的方法将有毒的氨分子变成无毒的铵离子。采 用现加氢再氧化的方法使有毒的噻吩变为无毒的环丁砜。 d电子层中至少含有5个电子的金属离子，如Pb、Hg、Bi、Sn、Zn、Cu、Fe等的 离子，其d电子占据催化金属（如h、Pd）的d轨道而于活性组分其作用，毒化了活性中心 或者这些有毒金属于催化剂金属形成合金。这些有毒金属往往来自于催化剂制备过程中 载

44、体所含的杂质。而d轨道全空或部分空的金属离子则无毒性。如Li + Be2+Na+ Mf Al3+ K+ Ca2+等。 具有不饱和电子结构的分子（如C0、N0、HCN苯），它们会提供电子通过多重键 与毗族金属的d电子轨道作用发生化学吸附而使催化剂中毒。如苯可使环己烯加氢的Ni、 Pt催化剂中毒；而乙炔、C0可使乙烯加氢的Ni催化剂中毒。3 .制氢用催化剂的毒物分析了制氢装置中所用催化剂的毒物及危害性所用催化剂毒物及危售有机硫加氢 转化催化剂（HDS）NH :使催化剂暂时中毒。NH具有碱性而吸附在钻钼催化剂 的酸性位上，影响了有机硫化物在这些活性位上的吸 附，一般控制气体中NH不得高于100PPm

45、。As:属永久性中茸氧化锌脱硫剂Cl :和ZnO生成Zn Cl 2,其熔点仅285 C,熔融后覆盖在脱硫剂 表面，阻止H2S进入其表面，使脱硫剂的硫容明显下降。烃类转化催化剂S:主要毒物。使可逆的，它与催化剂中暴露的镍原子发生 化学吸附而破坏其催化作用。通常允许原料中硫含量为 。As:不可逆中毒，它还能被转化炉管吸收，然后缓慢释放出 来，甚至对下一批装填的新催化剂造成威胁。催化剂上 的砷达到5oppm舌性就明显下降，因此中毒后要更换催 化剂。Cl :可逆性中毒，但大量的氯带入会与催化物质形成低熔点 或易挥发的表面化合物，使镍催化剂因烧结而破坏了结 构，导致永久性失活。Cu、Pb:沉积在催化剂上

46、，不易除去而降低其活性。高温变换催化剂S、P、Si等：影响较少，原料气中硫含量达0.1 %时才使Fe304 转变为FeS,使活性略有下降。低温变换催化剂S:与催化剂活性表面的铜晶粒发生化学吸附和反应，而影 响活性。Cl :与催化剂中的Cu、ZnO组分生成了 CsC14（0H） 10（H20）、ZnCl 2 4Zn（OH） 2等组成低熔点而有挥发性的表面化合物， 使ZnO失去了间隔体作用，铜微晶迅速长大，破坏了催化 剂的结构，使活性大大下降。生成氯化物易溶于水，在 湿气条件下，氯化物会沿床层迁移，毒害更多的催化剂。 当催化剂中吸氯达0.01-0.03%时，自身活性下降50 %，含0.5 %氯的催

47、化剂会完全丧失活性。0、NHb:可使催化剂中铜微晶生成铜氨络合物，使催化剂 中毒于侵蚀。4.转化催化剂常见事故及处理气态烃转化过程中常见的事故由析炭、中毒、超温、阻力增加、残余甲烷含量上升等， 其反应原理、因果关系等。这里，将转化过程中常见事故的主要现象、原因、处理方法及预 后效果等列于表。转化系统常见故障及处理表序号故障及事故现象主要原因处理办法效果1热斑转化管外壁岀现温度不均匀花斑状(1)催化剂装填不好有架空处停车时小心震荡炉管，消除 架桥处可减轻或消失(2)催化剂中毒导致活性下降， 局部析炭改善原料气脱硫效果可基本恢复，但对催 化剂寿命有影响(3)催化剂活性开始下降导致 局部析炭调节工艺

48、参数可基本恢复2热带转化管一定区段(一般 为三米区)上岀现管壁 温度高的现象(1)催化剂中毒导致活性下降 并在局部区段析炭改善原料气脱硫效果并稍提高水碳比运转一段时间可逐渐恢复正常(2)催化剂(特别是进口段) 还原不彻底(开车或停车后再开 车)使得未达到较好的活性，导 致局部区段析炭增加进口原料气氢的添加 量，稍微提高温度并降低负 荷运转，以达到还原目的可逐渐恢复正常(3)原料气中重烃含量增高未 及时调节水碳比，再低水碳比下 运转导致析炭增加水蒸气用量，达到正常 水碳比可逐渐恢复正常(4)催化剂老化，活性下降， 导致三米区析炭降低负荷或增大水碳比可逐渐恢复正常(5)未还原彻底或停车钝化再 开车

49、时还原不彻底按彻底还原操作处理可能改善或减轻3热管(1) 转化炉有的转化 管全部壁温都明显偏高(2) 转化管阻力变化(1 )催化剂析炭破碎，阻力上 升，使工艺气体通过量少增加水碳比很难改善，计划停车 时应更换催化剂(2)催化剂析炭并结块增加水碳比停车更换催化剂(3)转化管进岀口尾管或导孔、 筛孔堵塞，限制气体通过运转时无法处理，停车后消 除堵塞物停车处理后可恢复正常4析炭(1) 转化炉大多数转 化管发生热斑、热带及热管(2) 转化管阻力明显增加(1)水碳比低于允许值增加水碳比可逐渐恢复正常(2)催化剂中毒，活性下降改善原料气脱硫效果可逐渐恢复正常(3)原料气中重烃含量增高未 及时调节水碳比原料

50、气处理，减少重烃含量或增加水碳比可逐渐恢复正常(4)催化剂老化，活性下降降低负荷或增大水碳比运转可暂时维持低负荷正常运转(5 )催化剂还原不好，或停车 后再开车还原不好重新还原操作析炭严重时应专门进行析炭操作不一定有明显效果 烧碳对催化剂和炉 管寿命均有明显影 响，一般都迫使提前 更换催化剂5中毒(1) 管壁温度升高时 最初征兆，管岀口转化气中甲烷含量上升(2) 炉管岀现热斑热带(3) 严重时导致析炭 并阻力上升原料气或水蒸汽中硫等毒物含 量增加并超过允许值(二段炉空气中硫等毒物含量也应注意)改善原料气脱硫净化效果， 消除水蒸气带入毒物的来 源，加大水碳比运转一段时 间可逐渐恢复正常但不可能恢

51、复到中毒 前的水平，适当时应 更换催化剂第三章 装置操作法操作原则1人身安全第一、设备安全第一、催化剂安全第一。 2本装置应平稳操作以方便下游装置用氢。3 关键操作 点为：加氢反 应器 床层 最高温度、脱 硫反 应器入口 温度、转化出 口 温度、中变入口温度及床层温升，PSA入口温度。第一节 岗位职责围及操作原则岗位职责围根据制 氢装置 具体 情况 ， 设岗位如下：班长岗 位、 操岗位、 外操岗位。 各岗位 在 装 置所处不同阶段 ， 职责不同。一 . 班长职责1精通装置各岗 位操 作， 负责班的生产、 安全， 并能 保质， 保 量的完成公司 各 项任务。2除能指挥正常生产外， 还能组织并指挥

52、装置的开、 停工及事故处理。 3 负责提出对装置运 行的合 理化建议， 并对当班操 作情况作详细记录 。二 . 操职责1 操负责：加氢，脱硫，转化中变，PSA的开，停工，正常的操做，事故处理时 的中 控操 作。 应明确整个装置的核心所在是转化炉， 并对转化炉在不同阶段 的操 作相应 调整 。2操可在特殊情况下代理班长行使职权， 有权指挥外操在不同情况下的 具体操 作。3开工 阶段， 操 负 责开工方案的中 控方面具体执行， 并协调外操对每步骤的 执 行。4操的正常 巡检：(1) 装置运行期间，操负 责监视 R-102/1 出口 硫含量小于 0.2ppm ，若参数超标 可联系外操切换反应器。(2

53、) 操负责不同负荷下对应的炉温。任何时候转化炉出口温度不应840 C，严 格控制入炉水碳比在3.2-3.5，炉膛压力在50Pa;炉出口甲烷含量6%( V)； 烟道出 口 氧含量 约 5%( V)， 调节燃烧空气压力 在 500Pa。( 3)操 负 责分析入炉 水碳比 波动的原因。视 炉出 口 甲 烷含量可调整配蒸汽量 和 提高炉温。(4) 负责中变入口温度调节，确保中变出口 CO在3%。 5非正常情况下的操作：( 1) 如装置需紧急停车， 严格遵守紧急停 车程序， 见应急救援预案。(2) 若遇PSA五塔切四塔离线运行，转化操应在FV-301有调节余地的情况下， 尽可能多补给燃料系统瓦斯， 以保证炉 温的稳定。注： 以上调 整期间可参照转化出 口 甲烷 含量 进行 ， 炉 温滞后严重可暂不 强求其稳定。三 . 外 操职 责 ：1为 适应现代化生产需要，要 求每个外操适应系统操作，即 一个外操即能司水、 司泵、司机、又能司炉。做到一