天然气制氢装置工艺技术规程

1、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)序号名称单位小时消耗量单位消耗备注1天然气Nm3389764532原料天然气Nm3358404173燃料天然气Nm3313636.54电KWh3584.0241.675脫盐水吨119.41.392.1工艺过程原料及工艺流程2.1.1工艺原理天然气脱硫本装置采用干法脱硫来处理该原料气中的硫份。为了脱除有机硫，采用

2、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400C高温下发生下述反应：RSH+H2二H2S+RHH2S+MnO=MnS+H2O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：H2S+ZnO=ZnO+H2OC2H5SH+ZnS+C2H5+H2O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。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：CH4+H2O=CO+3H2-Q(1)一氧化碳产氢CO+H2O=CO2+H2

3、+Q(2)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+H2O=CO2+H2+Q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，其速度是非常慢的，催化剂能大大加速其反应速

4、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H2无论在高压下还是在低压下都具有较小的吸附能力的原理。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2.1.2流程简图（附图）2.1

5、.3流程简述1脱硫流程和设备天然气为原料，H2S只有几十ppm和少量的有机硫（20-30ppm），因此采用流程为：在一个钻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350-400C）。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，进入一段转化炉对流段余热盘管，预热到

6、427C，并用未预热的副线调节到350-400C，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500C，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820C。每一排横竖42根炉管的气体汇合于

7、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813T，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789C,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371C去变化工序。变换原理转化气进入高变炉（D1102）,高变炉中

8、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220-230C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。PSA变压吸附技术是以吸附剂（多孔固体物

9、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；保证适当的均压次数，使产品有

10、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。其中P0为真空，P大气压。cu芥”UD顺向放压cCb逮向放压：硏八:吸1吸番E/:1附量02K:卿：:01/喘:叫1:B丨升压PcPlP2吸附压石图2-1图2-1示意说明吸附床的吸附、解吸过程升压过程（A-B）：经解吸再生后的吸附床处于过程的最低压力P1,床内杂质吸附量为Q1（A点）。在此条件下用产品组份升压到吸附压力P3,床内杂质吸附量Q1不变（B点）。吸附过程（B-C）：在恒定的吸附压力下原料气不断进入吸

11、附床,同时输出产品组份。吸附床内杂质组份的吸附量逐步增加,当到达规定吸附量Q3（C点）时停止进入原料气,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Q4,C点）。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Q3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P2。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

12、的最低压力P1（通常接近大气压力），床内大部分吸附的杂质随气流排出塔外，床内杂质吸附量为Q2。冲洗过程（B-A）：根据实验测定的吸附等温线，在压力P1下吸附床仍有一部分杂质吸附量，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Q1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。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（H2OCOCO2CH4），使气体得以净化。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

13、机（110-J）外送。供直接液化装置。吸附剂再生得到的尾气，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（01

14、05-CM）冷却后送出界区，开车或操作不正常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40C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72C,大约40%经汽提冷凝液锅炉给水换热器131-C换热至105C,与剩余的脱盐水混合后经净化器水冷器换热至94C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115C,通过注氨水调节PH值后进入汽包给水泵0104-J/JA送入汽包。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313.8C，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

15、至420C，再经脱氧水减温减压后温度降至350C压力降至3.8MPa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200C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用量T/H0102-J2690105-CM2250104-CM341109-C,1110-

16、C20000116-CM680106-CM152101-JCM22400110-J/JA134.20115-J102PSA装置1.6油系统及其它150返回温度升至38C，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氮气系统从界区来的氮气有两种，一种是5.2MPa的中压N2,用于高压系统的吹扫和气密。另一种是0.8MPa的低压氮气用于平时吹扫。2.2装置控制指标2.1原料质量指标1.原料天然气组成体积CH496.30%C2H60.787C3H80.114C4H100.033C5H120.008N20.559He0.024C

17、O22.17总硫2.89mg/m3压力正常值1.45MPa2.2.2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120尾气流量11300.65kg/h组成(MOL%)H238.89CO1.37C020.48CH449.96H2O9.42N20.881002.2.3产品质量指标武气组赵厂出事99-6CO+CO220.0PPmN2-HH4出涅度40工出压力2.4MPa产品流量85885Nm3/h2.2.3.1二段炉转化气指标2.2.3.3高变气指标浪度415.8C2D9344.22nJm3/h出71.34%CO2.19%co216,71%ch48.99%压力29.7b

18、ar2.2.3.4低变气指标2.2.3.5脱碳气指标2.2.3.6PSA产品气指标2.2.3.7外输蒸汽指标本装置生产10P3.9MPaT350C2.2.4三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0.91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2.432.2.5主要工艺操作条件项目仪表位W单位控制范围原料天然气压力PIC5002MPa1.35-1.55原料压第机出压力PIC27M3a4.21磁料浸今

19、罐压力PICS063MPa0.3加氢反应器入口温爱TI105LC|350-380加氢反应器未亘温度TI1138-1143r40D脫硫反应器入口温度TI1143330-380脱硫反应器去=|温爱TI0052TI0055330-370水碳比H/C1013.5-4.5配比蒸汽温度II1002c323转化炉入退爱TI1003490-510塔化炉占=1启更TRC1117c750-820中变.反应器入口沮度7RC0010c310-370中变反应器出口沮度TI1197c424小诋变入口温度TI5030c220-235TI5031-5036cW250低变人温度TRC1053=c205-220低变床层盘度TI1

20、012-101611Q8CW250入1104-C低变气温度匸223.6低变气入11D5-C涅度TI1019匸165低变汽入COz吸收塔混度匸121乞co2吸收塔挣化气温度TI105471去P5A洋化气温度TI5050匸40富液出C02吸牧塔區燮TI1136C119後液出再生塔温度TIL113121半往茨出再主塔温度TI4017匸119半贫液出闪蒸檔温度匸110二:再=塔8气也洱度TI1023101进耳兰塔顶酸性泠凝水温戛TI1137C40送co；服收塔顶贫液温度C71入C02吸收塔底低变气压力MPa2.77Li-CO：吸收塔顶净化气压77MPa2.6出CO：再生蹩COe气压力MPa0,165入

21、8二吸收塔顶贫液流量FIC5Kfi/h149900入亡6吸收蹩半贫迪谎最FIC67Kfi/h1119000入CCb再二塔宫液流量Kg/h1323986ca吸农塔U二匚6含鱼V%0.30生活用水0.3D馆环冷水0.二循环热水(420.3：:PH值S.2-7.50.2s/cti哽度a含SiO2Q.02mg/l铁0.02ng/l0.003mg/l仪表及工厂空气仪表空气压力MPa温度C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：-40C夏季：-20C含油10mg/m3(0.01ppm)含尘W1mg/m3设计值1.060最大操作值0.840正常操作值0

22、.640最小操作值0.4402.2.7消耗指标库亏单位小时消耗最单位产品消耗量备注1夭然气|Nm33S9764532原料夭然气Nrr358404173燃料天然TNrr313636.54|电|KWh3584.0241.675揽盐朮T119.41.396冷却水T5425,S63,097蒸汽（3.9MPa?Kg1200013958二艺冷凝液Kb5089259L7工厂空气压力MPa温度C备注：1）设计规侯：按一段炉的最大能力进厅设计乙3装置物料三衡见附表）2兰产控制分析项E字号分析项目控制指标分析频率1原詡汽；：组成机/天2两套揽硫器反应器上:硫含宣1时天3转化汽：组成CbSlO.5%(V/V)丄知班

23、4=变气，组成CD(3.3%(V/V)M班5低好组成CO03%V/V)1旳班6浄化气，组成CO20.1%(WltX/ES7芒品汽：组成Hz-39.6%(V/V)1WS8溶液：组成1次/天9脱氧朮；含孰臺0.015mg/l1旳天10高压炉水:PH,吨9-11,30mg/l2次/班11酸性水：PH.COD7-10,0.03%阳天12迫和匚三蒸汽：SiO220ug/Kgi；W13过热高压蒸汽：5iQ2Dug/Kg1射周1PHMg/L7-92ODDMg/L200-2503BODMg/L60-754石油类Mg/L1005氨氮Mg/L60-756硫化物Mg/L0.57酚Mg/LWCI.5BMg/L7009

24、硫酸根离十Mg/L85010Mg/L75011总碱度Mg/LW75012浊度W3013溶辭性同体Mg/L3000.宇项目单悝预卄数慎-项目色位预卄数慎2占也表控制方案及兰要仪表性能251仪表控制方案L1转让系统控制点萝制目的控制方貳控制指标PIC-4002:鼓凤机压力控制）据供转化炉堀射段在正寧生F炉内燃料燃烧所需氧至拒制器PIC-4O02通过堆制阀PVT0D2控制鼓，风机透立转速而运到控制裁风机士=1凤丘的目的，风压的高1氐直接怵现在空气进料的多少，轨而提供燃料燃燧所需氧量一,氧含量分折仪AIA-5010/AIA-5011分析值为3-5PIC-4005（一段炉輻射段三控制）控制妒膛鱼压在合理

25、范围控刮器PIC-4005通垃控制闺PW4OD5控制5风机逵平转速来乏到控制炉匿負三肋目的PIC-4005指看值5mmH20PIC-5O63一段炉燃料气三力控制）控制一鲫转化T三=i控制器PIC-5O63通过调节玉力控制阀PV-5063控制燃料混合罐三力z转化气出h溫度的调节是依龛燃料进气昼的诩节衰控制的.兰控制时转化炉启旻控制器TIQ-1L7.轨&时天然气燃胆压力控制垂PIC-5063.两者采用串圾控制燃料气压控指示PIC-4002压力-O.25MPa,转比气ia度控制TICI-117指示值3詔MIC-0011:对流过热段燃手控）控削一段炉对流过热段温度通过动控制器MIC-0D11调节过热段

26、擁料洸量来控制对涼过热段逞度，与畑道燃料压力控制器绘成混台控制控制对流段各预热过热段温度-对流段各预热过热段所吾12点温度在控制范围PIC-5066更道燃料玉控）FRC-5063过热段燃料流量控制）控祠一設炉烟道气温度控制器PIC-5066進过控制阀PV-5066调壬燃料进烟道烧増压力来控制注烟道燃料量的冬少从而揑削烟富气湼度达宜调节对流段退度的目的PIC-5066与FRC-5063组，盛串级控利系统，兰控制是FRC-5063勺道气温良指示ft1ODDTL过烟囱温度指示值130FRC-0002C转化反应蒸汽乓亘流査控制）控制转化反应所需合适水碳比控制器FRC-oao：?通过控制阀FV-0002

27、调申蒸汽流昼控制朮碳比正常生門卍兄下，水碳比的调节是种比例控制系统，主控制为原料压缩机上=1流豈控刊器FRC-ODO1.从控制是FRC-0D02扌艮揭惊料天黙气昼的多少来调亏水碳比控制正常值为3.5LIC-0028/UC-00?9第一匿液银冗嘗水液垃控制）控倒第一废锅水夹套液位控制器LIC-00?S/LIC-00?9通过控制液位控制阀LV-008/LV-Q029调节水夹套=夹套水液位液位抬示值为100LIC-0025二炉夹套朮液恤控制控剧二段炉水水夹套液位在合理范围内誉刮器LIC-0025逋也控制液復芒司闵LV-0025谓节水夹套二夹套加液液位指示值为iocetL1暫氐昌变涣系.统控制点控制目

28、的控制方式控制搭标TIC-010占第二废鉛转化气温度控制）控制转优汽入高变炉温度控制器TIC-CIMQ通过控制第二废据旁路温度1控制词TV-OOLO惆帀人高温变换炉的转化气注長转化气入高变温控TIC-1110指亍值371C7R匚-0011（如厂低变隘控控制进小低支前气体温度IJTRC-0011逍过控剖莊喪査热锅炉謝线谓节阀-TV-0011来词节Ab牴变的气怵温度入氐变TRC-0011浣控指示值210X?7RO5039（低变炉温控）控利世低变炉的气体温艺剤器TRC-50B9転控別10G-C线常节冏TV-5039来调节入低变炉的气休温度入低变TRC-5039温拽抬示值220CLIC-0078变换汽分离罐液也控制；控制变换气分离雀液位庄合理范围内二艺冷凝液泵1D9-J/JA）由管线调节器LIC-4019三酒位排啟线上的诃节琴LIC-0078通过分理控剖方贰控制调节阀LVOIA与调节阀LV-0078动作分更琏液忌控制值50%1.2脫碟系统2.5.2主要操作条件转化炉岂项目控剖翁数段炉转化管压差何卩日鼻042槩作条件控剖点控剖方式PDI-0055转化管入二二艺汽预热湼度匸510TR1-3MIC-0011与PIC-506&段炉转化管ia温度匸813TE1-1L7PIC-5063段炉入=i水碳比3.5FIC-0DO1FIC-0002二段转化炉m口温