甲醇裂解制氢装置工艺安全规程与操作方法

版序号：01

分发号：

XX燃化有限公司企业标准

甲醇裂解制氢装置工艺安全规程与

操作方法（试行）

20XX-9-30发布20XX-9-30实施

XX燃化有限公司技术开发部发布

审批页

名称：甲醇裂解制氢装置工艺安全规程与操作法（试行）

本工艺安全规程与操作法是根据XX燃化有限公司技术

开发部的安排制定的，目的是为了有效开好甲醇裂解制氢装

置，搞好安全生产和提高企业管理水平。

本工艺安全规程与操作法是由XX燃化有限公司提出。

本工艺安全规程与操作法归口单位：XX燃化有限公司技

术开发部。

本工艺安全规程与操作法起草单位：XX燃化有限公司催

柴改质项目组。

本工艺安全规程与操作法主要起草人：XXXo

本工艺安全规程与操作法20XX年9月。

目录

1范围.......................................................1

2生产任务及装置概况........................................1

2.1装置生产任务...........................................1

2.2装置位置及组成.........................................1

2.3工艺设计技术方案.......................................1

3生产原理..................................................2

3.1反应原理...............................................2

3.2变压吸附原理...........................................3

4原料、产品性质及平衡......................................6

4.1原料指标...............................................6

4.2辅助材料...............................................7

5工艺流程..................................................12

5.1甲醇裂解部分..........................................12

5.2PSA部分...............................................13

5.3加热炉................................................14

5.4公用工程..............................................15

6控制指标..................................................15

6.1甲醇裂解部分........................................15

6.2PSA部分.............................................16

7操作法....................................................17

7.1开工规程..............................................17

7.2正常操作..............................................33

7.3停工规程..............................................34

8设备单元操作.............................................39

8.1PSA部分操作...........................................39

8.2加热炉操作法..........................................74

8.3换热器操作法..........................................75

8.4工艺自保的联锁控制....................................76

8.5单体设备操作..........................................77

9冬季装置运行操作指南....................................107

9.1冬季运行防冻凝总则...................................107

9.2冬季运行实施方案....................................107

10事故处理...............................................108

10.1事故处理原则........................................108

10.2紧急停工的方法.....................................109

10.3紧急事故处理........................................110

11交接班制度.............................................113

11.1交接班程序........................................113

11.2交接班内容.........................................113

11.3交接班纪律........................................113

12工艺巡检制度...........................................114

12.1工艺巡检制度........................................114

12.2巡检内容............................................115

12.3巡回检查路线........................................115

13岗位责任制............................................115

13.1班长岗位职责......................................115

13.2内操岗位职责........................................115

13.3外操岗位职责......................................116

14安全注意事项及环境保护.................................116

14.1操作安全注意事项....................................116

14.2化学品事故应急处置的基本程序.....................117

14.3化学品事故应急处置的基本原则.......................118

14.4应急处置措施........................................119

14.5装置主要有害物质...................................121

14.6装置主要物料的危害及防护...........................123

14.7环境保护............................................125

15附录....................................................125

附表A制氢装置工艺流程图..............................125

附表B工艺技术指标一览表................................125

附表C主要设备一览表....................................127

甲醇裂解制氢装置工艺安全规程与操作法（试行）

1范围

本操作规程规定了30000Nm3/h甲醇裂解制氢装置的操作指南、开工、停

工、专用设备操作、基础操作、事故处理预案、仪表控制系统操作、安全生产

及环境保护等内容。

本操作规程适用于30000Nm3/h甲醇裂解制氢装置。

2生产任务及装置概况

2.1装置生产任务

甲醇裂解制氢装置设计处理量为30000Nni3/h,操作弹性60%-120%,原料

是工业甲醇（一等品）+除盐水，年开工时数为8000小时。装置的主要产品为

纯度为99.9%的氢气。该装置与40万吨/年加氢改质装置组成联合装置区。

2.2装置位置及组成

该装置东侧为40万吨/年加氢改质装置和，南侧为联合装置配电室，西侧

为储运罐区，北侧为原有40万吨/年石脑油改质装置（抽提单元）。

该装置由装置由甲醇裂解部分、VPSA脱碳、FSA氢气提纯部分等三个部分组

成。

2.3工艺设计技术方案

2.3.1工艺技术路线

本设计采用上海华西化工科技有限公司的专有技术，并借鉴国内外制氢装

置，大型合成氨装置以及二氧化碳生产装置的设计和生产经验，采用我公司设计

类似装置多年的经验和成果，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。

2.3.2工艺技术特点

2.3.2.1裂解部分采用双功能催化剂可实现转化与变化同时进行，大大的简化了

流程。

转化与变换同时进行，可充分利用转化的反应热，节省能耗，消除了反

应器的热点问题。

2.3.2.3装置水洗塔采用高效填料，水洗效果好；分液罐采用高效除沫器可保证

变换气分液效果。

2.3.2.4装置的操作弹性大，经工业应用证明操作弹性可达60—120%。

2.3.2.5先进的VPSA脱碳，PSA提氢工艺流程简单可靠、氢气回收率高、氢气单

耗低的特点。

2.3.2.6本装置PSA氢提纯工序设计成即可生产二业氢气又可生产高纯氢气。

2.3.2.7本装置先进的PSA专用软件在某个吸附塔出现故障时，可自动将故障塔

1

切除，如果再有吸附塔出现故障则可继续切除，直至5-卜2流程，进行在线故障

处理，并且不影响处理能力，只是收率有少量下降。这样大大地提高了装置运行

的可靠性。

2.3.2.8PSA程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。本装置选用上海华西化工

科技有限公司的专利产品一一气动程控蝶阀，该阀具有体积小，重量轻，运行准

确、平稳，开关速度快（小于2秒），开启速度可调、阀门密封性能好（AN3I六

级），寿命长（100万次），自带阀位显示等特点。

2.3.2.9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。

3生产原理

以甲醇+除盐水为原料，采用上海华西化工科技有限公司的甲醇裂解制氢技

术，利用导热油炉提供的热能，使甲醇汽化，在催化剂的作用下裂解并和汽化的

除盐水反应生成变换气；变换气再通过两段PSA,利用吸附剂的选择吸附性能，

将变换气中的杂质（手要为CO、CO2）吸附掉，分离出纯度大于99.9%的氨气出

装置。其中一段变压吸附尾气直接高点放空，二段变压吸附尾气经过压缩机加压

后返回裂解部分。

3.1反应原理

甲醇与除盐水按一定比例混合后，进入换热器，汽化并达到要求温度后进入

反应器。反应器中装填有催化剂，在催化剂上，同时有两个反应发生：

CH30H-C0+2H2-90.8KJ/mol（l）

CO+H2O-CO2+H2+43.5KJ/mol（2）

总的反应式是：

CH30H+H20-C02+3H2-47.3KJ/mol（3）

总的甲醇蒸汽转化制氢反应是体积增大的吸热反应，高温、低压、高水醇比

有利于反应向产品气方向移动。由于催化剂具有较好的甲醇分解活性，在

26（TC〜28CTC即可使甲醇达到很高的转化率，同时高温不利于催化剂长期使用和

CO变换反应进行，故选择280七左右反应为宜。提高操作压力可降低动力消耗，

减少设备尺寸，降低投资，根据后续用氢的压力，工业装置的操作压力一般仍在

0.5~3.0Mpao水醇比漕大虽然对平衡向目的产物生成有利，但造成装置能耗大

幅度上升，故适宜的水醇比为L2〜2.0（摩尔比）。甲醇蒸汽转化制氢催化剂适

宜的应用条件见表3To

表3T催化剂使用条件（以催化剂厂家为准）

项目指标

反应温度，。C260-290

甲醇液空速，hl0.3-1.0

2

操作压力，MPa0.5-3.0

水醇比，mol/mol1.5-2.5

H273-75

反应气组成，%C0<2.5

C0223-26

3.1.9影响制氢过程的因素

影响甲醇蒸汽转化制氢反应的因素有反应压力、反应温度、空速、水醇比和

催化剂装填体系等。

3.1.9.1反应压力

由于总的甲醇蒸汽转化制氢反应是摩尔数增加，体积增大的反应，提高反应

压力不利于反应的进行。因此，降低反应系统的玉力将有利于制氢反应的进行，

但是提高操作压力可降低动力消耗，减少设备尺寸，降低投资，工业装置的操作

压力一般仍在0.5〜3.0Mpa,甲醇制氢装置根据后续用氢的压力，在满足加氢装

置新氢压缩机的人口压力的情况下尽量降低甲醇制氢反应系统的压力。

3.1.9.2反应温度

在一定温度范围内，提高反应温度可以加快反应速度，在催化剂不变的情况

下，可以提高甲醇反应转化率。但过高的反应温度不利于催化剂长期使用和C0

变换反应进行，故选择28（TC左右反应为宜。

3.1.9.3空速

体积空速是指单位时间内单位体积催化剂上通过的进料体积量。在反应过程

中，反应是在催化剂活性中心进行，如果把原料分子在催化剂活性中心上停留的

时间作为反应时间，而不考虑分子在催化剂孔隙内或颗粒外部液膜所停留的时

间，那么一个分子在催化剂活性中心上所停留的平均时间，和反应器中催化剂的

活性中心数除以每小时经过反应器的原料分子数的商成比例。也就是说这个平均

值与催化剂的总量对进料速度之比成比例，或者说这个时间与空速的倒数成比

例。

空速是制氢反应中的重要参数。空速越大，表示催化剂的活性越高。在催化

剂选定的情况下，加氢过程的空速大小取决于催化剂的装填量和下游装置对氢气

的需求量，甲醇制氢装置甲醇液空速一般控制在0.3-1.0h上

3.1.9.4水醇比

水醇比增大虽然次平衡向目的产物生成有利，但造成装置能耗大幅度上升，

故甲尊制氢装置适宜的水醇比为1.2〜2.0（摩尔比）。

3.2变压吸附原理

吸附是指：当两种相态不同的物质接触时，其中密度较低物质的分子在密度

较高的物质表面被富集的现象和过程。具有吸附作用的物质（一般为密度相对较

大的多孔固体）被称为吸附剂，被吸附的物质（一般为密度相对较小的气体或液

体）称为吸附质。吸附按其性质的不同可分为四大类，即：化学吸附、活性吸附、

毛细管凝缩和物理吸附。PSA制氢装置中的吸附三要为物理吸附。

3

物理吸附是指依靠吸附剂与吸附质分子间的分子力（包括范德华力和电磁

力）进行的吸附。其特点是：吸附过程没有化学反应，吸附过程惊进行的快，参

与吸附的各相物质间的动态平衡在瞬间即可完成，这种吸附是完全可逆的。

变压吸附氢提纯工艺过程之所以得以实现是由于吸附剂在这种物理吸附中

所具有的两个性质：一是对不同组分的吸附能力不同，二是吸附质在吸附剂上的

吸附容量随吸附质的分压上升而增加，随吸附温度的上升而下降。利用吸附剂的

第一个性质，可实现对含氢气源中杂质组分的优先吸附而使氢气得以提纯；利用

吸附剂的第二个性质，可实现吸附剂在低温、高压下吸附而在高温、低压下解吸

再生，从而构成吸附剂的吸附与再生循环，达到连续分离提纯氢气的目的。

工业PSA-1I2装置所选用的吸附剂都是具有较大比表面积的固体颗粒，主要

有：活性氧化铝类、活性炭类、硅胶类和分子筛类。吸附剂最重要的物理特征包

括孔容积、孔径分布、表面积和表面性质等。不同的吸附剂由于有不同的孔隙大

小分布、不同的比表面积和不同的表面性质，因而对混合气体中的各组分具有不

同的吸附能力和吸附容量。

正是吸附剂所具有的这种：吸附杂质组分的能力远强于吸附氢气能力的特

性，使我们可以将混合气体中的氢气提纯。吸附剂对各种气体的吸附性能主要是

通过实验测定的吸附等温线来评价的。优良的吸附性能和较大的吸附容量是实现

吸附分离的基本条件。

同时，要在工业上实现有效的分离，还必须考虑吸附剂对各组分的分离系数

应尽可能大。所谓分离系数是指：在达到吸附平衡，（弱吸附组分在吸附床死空

间中残余量/弱吸附组分在吸附床中的总量）与（强吸附组分在吸附床死空间中

残余量/强吸附组分在吸附床中的总量）之比。分离系数越大，分离越容易，一

般而言，变压吸附氢提纯装置中的吸附分离系数不宜小于3。

另外，在工业变压吸附过程中还应考虑吸附与解吸间的矛盾。一般而言，吸

附越容易则解吸越困难。如对于C5、C6等强吸附质，就应选择吸附能力相对较

弱的吸附剂如硅胶等，以使吸附容量适当而解吸较容易；而对于N2、02、C0等

弱吸附质，就应选择吸附能力相对较强的吸附剂如分子筛、C0专用吸附剂等，

以使吸附容量更大、分离系数更高。

此外，在吸附过程中，由于吸附床内压力是不断变化的，因而吸附剂还应有

足够的强度和抗磨性。

在变压吸附氢提纯装置常用的几种吸附剂中，活性氧化铝类属于对水有强亲

和力的固体，一般采用三水合铝或三水铝矿的热脱水或热活化法制备，主要用于

气体的干燥。

硅胶类吸附剂属于一种合成的无定形二氧化硅，它是胶态二氧化硅球形粒子

的刚性连续网络，一般是由硅酸钠溶液和无机酸混合来制备，硅胶不仅对水有较

强的亲和力，而且对姓类和C02等组分也有较强的吸附能力。

活性炭类吸附剂的特点是：其表面所具有的氧化物基因和无机物杂质使表面

性质表现为弱极性或无极性，加上活性炭所具有的特别大的内表面积，使得活性

炭成为一种能大量吸附多种弱极性和非极性有机分子的优良吸附剂。

沸石分子筛类吸附剂是一种含碱土元素的结晶态偏硅铝酸盐，属于强极性吸

附剂，有着非常一致的孔径结构，和极强的吸附选择性。

对于组成复杂的气源，在实际应用中常常需要多种吸附剂，按吸附性能依次

4

分层装填成复合吸附床，才能达到分离所需产品组分的目的。

吸附平衡：吸附平衡是指在一定的温度和压力下，吸附剂与吸附质充分接触,

最后吸附质在两相中的分布达到平衡的过程。在实际的吸附过程中，吸附质分子

会不断地碰撞吸附剂表面并被吸附剂表面的分子引力束缚在吸附相中；同时吸附

相中的吸附质分子又会不断地从吸附剂分子或其它吸附质分子得到能量，从而克

服分子引力离开吸附相；当一定时间内进入吸附相的分子数和离开吸附相的分子

数相等时，吸附过程就达到了平衡。在一定的温度和压力下，对于相同的吸附剂

和吸附质，该动态平衡吸附量是一个定值。

在压力高时，由于单位时间内撞击到吸附剂表面的气体分子数多，因而压力

越高动态平衡吸附容量也就越大；在温度高时，曰于气体分子的动能大，能被吸

附剂表面分子引力束缚的分子就少，因而温度越高平衡吸附容量也就越小。

我们用不同温度下的吸附等温线来描述这一关系，如下图：

从下图的B-C和A-D可以看出：在压力一定时，随着温度的升高吸附容量

逐渐减小。吸附剂的这段特性正是变温吸附（TSA）工艺所利用的特性。

从上图的B-A可以看出：在温度一定时，随着压力的升高吸附容量逐渐增

大；

变压吸附过程正是利用上图中吸附剂在A-B段的特性来实现吸附与解吸的。

吸附剂在常温高压（即A点）下大量吸附原料气。除氢以外的杂质组分，然后降

低杂质的分压（到B点）使各种杂质得以解吸。

在实际应用中一般依据气源的组成、压力及产品要求的不同来选择PSA、

TSA或PSA+TSA工艺。变温吸附法的循环周期长、投资大，但再生彻底，通常用

于微量杂质或难解吸杂质的净化；变压吸附的循环周期短，吸附剂利用率高，吸

附剂用量相对较少，不需要外加换热设备，被广泛用于大气量多组分气体的分离

和纯化。

但通常在PSA工艺中吸附剂床层压力即使降至常压，被吸附的杂质也不能完

全解吸，这时可以采用两种方法使吸附剂完全再生：一种是用产品气对床层进行

“冲洗”，将较难解吸的杂质冲洗下来，其优点是在常压下即可完成，不再增加

任何设备，但缺点是会损失产品气体，降低产品气的收率；另一种是利用抽真空

的办法进行再生，使较难解吸的杂质在负压下强行解吸下来，这就是通常所说的

真空变压吸附（VacuumPressureSwingAbsorption,缩写为VPSA）0VPSA工艺的优

5

点是再生效果好，产品收率高，但缺点是需要增加真空泵。

实际采用何种流程需要根据具体的原料气组成、流量、用户对回收率、投资

和装置占地面积的要求而灵活确定。

PSA原料为甲醇裂解部分来的变换气，根据用户的要求要保证氢提纯单元的高收

率，所以本装置采用VPSA脱碳+PSA提氢流程，既保证氢气的纯度，又能提高装

置氢气的回收率。

4原料、产品性质及平衡

4.1原料指标

4.1.1原料

4.1.1.1甲醇

装置设计的加工的原料为甲醇，原料甲醇的质量满足工业一等品（GB338-2011）

的要求，进装置压力＞0.2MPa（G）,甲醇规格见表4-1：

表4T甲醇规格表

项目指标

优等品一等品合格品

色度/Hazen单位（箱一钻色号），W510

密度（20°C）,g/cm30.791-0.7920.791〜0.793

沸程（0℃,101.3kPa,在64〜65℃范围64.0—65.5

内，包括64.6±0.1℃）/°C0.81.01.5

高猛酸钾试验，min^503020

水溶性试验澄清

水分含量，％＜0.010.15——

酸度（以HCOOH计），%W0.00150.00300.0050

或碱度（以NH3计），％《0.00020.00080.0015

泉基化合物含量（以CH20计），%W0.0020.0050.010

蒸发残渣含量，%W0.0010.0030.005

硝酸洗涤试验/Hazen单位（豹一钻色号）

50—

乙醇的质量分数/%・供需双方协商—

甲醇制氢催化剂对甲醇中S、C1要求非常严格，一般不大于0.Ippm。因目

前炼油厂分析能力的差异，有些检测不到外购甲醇中的杂质，根据目前市场上流

通的甲醇，推荐中低压合成甲醇。

4.1.1.1除盐水

除盐水符合直流炉除盐水指标（GB12145-2008）的要求，氯离子＜0.Ippm、

硫VO.lmg/L,进装置压力＞0.2MPa（G）,除盐水质量指标见表4-2：

表4-2除盐水质量指标表

6

序号项目名称品质指标备注

1硬度umol/1

2溶解第.Ug/1<7

3铁ug/1W10

4铜ug/1<5

5钠Ug/1W10

6二氧化硅口g/1W20

7PH(25℃)8.8-9.3

8联tPg/1<10-50

9油ug/1W0.3

10氯离子ppm<0.5

甲醇制氢装置用除盐水对氯离子的要求高，要求氯离子WO.lppm。

4.2辅助材料

4.2.1催化剂

甲醇裂解制氢催化剂是QMH-01,QMH-01催化剂是中石化齐鲁分公司研究院

开发的双功能甲醇蒸汽转化制氢催化剂。该催化剂适用于甲醇蒸汽转化或甲醇分

解制取工业氢气的工业过程。尤其适应于中、小型氢气用户的制氢生产需要。

QMH-01催化剂具有优良的甲醇分解和CO变换双重性能。在甲醇蒸汽转化制

氢过程中，甲醇分解反应与C0变换反应在同一催化剂床层内完成，使得工艺过

程大大简化，操作可靠性增强。同时，由于吸热的甲醉分解反应与放热的CO变

换反应耦合在一起，有效地利用了反应热并消除了放热反应可能带来的热点问

题，达到节能降耗的目的。

表4-3甲醇裂解制氢催化剂的主要理化性质

项目指标

外观黑色片状

尺寸，【mn中5X4飞

堆比重，kg/11.4~1.6

侧向抗压碎力，N/颗2100

活性组分CuO

CuO,%>40

4.2.2吸附剂

表4-4吸附剂的物理性质

序一次装入量预计使用

名称规格,nim备注

号t(m3)寿命(年)

1S11X-101吸附剂13.8①3~5球状15年PSA部分

2SHX-201吸附剂226.4①广4球状15年PSA部分

7

3SHX-302吸附剂40①1.5~2柱状15年PSA部分

①1.6~2.5球

4SHX-402吸附剂12015年PSA部分

状

本装置所用吸附剂的特性如下：

1).SHXT01吸附剂

在大型PSA氢提纯中的应用结果表明：我公司的SI1X-101吸附剂对IMO具有很高

的

吸附能力，同时再生非常容易，并且该吸附剂还具有很高的强度和稳定性，因而

适合于装

填在吸附塔的底部脱除水分和保护上层吸附剂。

2).SHX-201吸附剂

本装置所用PSA专用SHX-201吸附剂属于一种高孔隙率的无定型二氧化硅，

化学特

性为惰性，无毒、无腐蚀性.其中规格为①2-4球状的吸附剂装于吸附塔中

下部，用于吸附水分和0)2。

3).SHX-302专用吸附剂

本装置所用的SHX-302专用吸附剂是经特别的化学和热处理得到的孔隙特

别发达的专用活性炭。属于耐水型无极性吸附剂，对原料气中几乎所有的有机化

合物都有良好的亲和力。本装置所用活性炭规格为①1.5条状，装填于吸附塔中

部主要用于脱除0)2组分。

4).SHX-402吸附剂

本装置所用的SHX-402吸附剂为一种具有立方体骨架结构的硅铝酸盐，规

格为①1.6-2.5球状，无毒，无腐蚀性。该吸附剂不仅有着较大的比表面积，而

且有着非常均匀的孔隙分布，其有效孔径为0.5rm。SHX-402吸附剂是一种吸附

量较高且吸附选择性极佳的优良吸附剂，装填于吸附塔的上部，用于脱除CO.

N2,保证最终的产品纯度。

4.2.3瓷球

瓷球有①3、①6、013三种规格，主晶相均为莫来石质。瓷球的外观应为规整

球体，其表面质量应符合下表规定。

表4-5瓷球表面质量规定

外观缺陷允许个数

特征范围

缺陷直径W10mm直径2

深入坏体内部的开裂长度大于3mm,小于5mmfl

裂纹不允许W2

迹象宽度大于0.5mm,小于1mm

表面呈现的铁点、熔

疵点直径大于1mm,小于2mm<2W3

坑、落渣等

直径大于1mm,小于2mm,

起泡表面凸起的空心泡W2W3

高度大于1mm,小于2mm

瓷球的直径偏差应符合下表规定。

表4-5瓷球的直径偏差

8

直径中3613

允许偏差±1.0±1.0±1.5

4.3产品主要性质指标

30000Nm3/h甲醇裂解制氢装置的主要产品：纯度99.9%氢气

4.3.1氢气

产品氢气：压力为2.4MPa(G),温度为4(TC。

表4-6主要产品性质

组成V%

氢气299.9

C0+C02W20ppm

E100

4.4物料平衡

表4-7装置设计物料平衡

项目kg/hNm3/h备注

甲醇14419装置外来

入方除盐水8171装置外来

合计22590

工业氢269830000出装置

出方放空气1990210380放空

合计22590

4.5公用工程(水、电、汽、风等)指标

4.5.1水

表4-8水指标表

项目水温水压

新鲜水管道系统：常温0.4~0.5MPa(G)

消防水管道系统常温0.8〜1.2MPa(G)

循环冷水管道系统：不大于32℃装置入口0.4~0.5MPa(G)

循环热水管道系统不大于42℃装置出口0.15〜

4.5.2蒸气

表4-9蒸气压力与温度

操作压力MPa(G)操作温度℃

管网等级

最低正常最高最低正常最高

9

|l.OMPa等级蒸汽0.8|270I

IL1.2230250

4.5.3电

高压电10000V,3Ph,50HZ

低压电380V,3Ph,50Hz

低压电220V,3Ph,50Hz

4.5.4净化风及非净化风

表4-10净化风及非净化风条件表

非净化压缩空气净化压缩空气

含油量，mg/m3<1<1

压力露点，℃-40

最低操作压力MPa(G)0.50.5

正常操作压力MPa(G)0.60.6

最高操作压力MPa(G)0.70.7

4.5.5氮气

低压氮气压力0.6±0.IMPa(G)高压氮气压力2.5±0.IMPa(G)

4.5.6燃料气

压力。45-0.55MPa(G)温度40℃

4.5.7仪表信号范围

电信号4〜20mA(VC)气信号0.02〜0.IMPa(G)

4.6消耗指标及能耗

4.6.1催化剂、化学药剂消耗

表4T1催化剂、化学药剂消耗

序号名称一次装入量规格，mm预计使用寿备注

t(m3)命(年)

催化剂

1甲醇裂解催化剂28.35X4①5X4飞2~3裂解为分

(18.9X4)

二吸附剂

1SHX-101吸附剂13.8①3~5球状15年PSA部分

2SHX-201吸附剂226.461球状15年PSA部分

3SHX-302吸附剂40①1.5~2柱15年PSA部分

状

4SHX-402吸附剂12001.6^2.515年PSA部分

球状

三中6瓷球2.08X42~3裂解笥分

(1.3X4)

四填料5.54(17.3)裂解笥分

4.6.2公用工程消耗

4.6.2,1水用量

10

表4T2装置水用量表

给水t/h排水t/h

循生循含含生含备注

序使用新软除除

号环活环油硫活盐

地点鲜化盐氧

冷用热污污污污

水水水水

水水水水水水水

1E60048080连续

P6301

21001100连续

ABC

3C6101120120连续

4E63012020连续

机泵

515151连续

冷却

采样

6冷却22间断

器

除盐

78.2连续

水

生活

8间断

用水

各服

93间断

务点

合计9.23351连续

322间断

4.6.2.2电用量

表4T3装置电用量表

序号使用电压设备数量，台设备容量，kW轴功年工年用备注

地点V操作备用操作备用率Kw作时电量

数X

104k

W•h

1P600380115555418000连续

1A/B

2P60038011373724.28000连续

2A/B

3P6003801111117.88000连续

3A/B

4P600380115.55.52.68000连续

4A/B

5P6001000211851851558000连续

5P610X2X2

11

05P6

205

6P600380115.55.52.38000连续

6A/B

4.6.2.3压缩空气用量

表4-14装置压缩空气用量表

序使用地点用量Nm3/h备注

号

及用途非净化净化

正常最大正常最大

1净化压缩200连续

空气

2非净化压500间断

缩空气

4.6.2.4氮气用量

表4T5装置氮气用量表

序名使用地用量Nm3/h压力纯度要备注

号

称点及用正常最大MPa(a)求

途

1氮气置换等5000.6-0.8开停工

用

2氮气置换等5003.5开停工

用

4.6.2.5能耗计算汇总表

表4T6装能耗计算汇总表

序项目消拜量能源折算量（标设计能单位能备

号

准油）耗耗注

单位数量单位数量kg/hkg/t

1电KW1886.1kg/KW.h0.26490.39181.76

2燃料气Nm3/h2100Kg/Nm30.S91869.0692.74

3循环水t/h335kg/t0.133.5012.42

4除盐水t/h9.2kg/t2.321.167.84

5净化压缩空Nm3/h200Kg/Nm30.0387.602.82

气

合计2421.65897.57

5工艺流程

5.1甲醇裂解部分

自装置外来的甲醇原料经甲醇泵加压后，与从水洗塔底部来的水、空冷前高

温酸性水在静态混合器中按一定比例混合，送入换热器与反应产物换热升温，升

温后的甲醇水溶液与加压后的提氢解吸气混合后进入原料汽化器及原料过热器，

12

用高温导热油进行加热汽化过热。汽化后的甲醇、水蒸气进入列管式反应器内，

在其中催化剂的作用下分别进行下列裂解和变换反应：

CH30H-C0+2H2-90.8KJ/mol

CO+H2OfCO2+H2+43.5KJ/mol

整个反应过程是吸热的，因而反应器和汽化器所需的热量有热媒炉提供。循

环使用的热媒（导热油）温度约290T。由于吸热的裂解反应和放热的变换反应

同时进行，因而有效的利用了反应热并消除了放热反应可能带来的热点问题。

从反应器出来的变换气在与反应进料进行换热后，经过空冷前分液罐分液，

分液后的气体进入空冷器和水冷器冷却至常温，然后送入水洗塔洗掉变换气中夹

带的残余甲醇。水洗后的变换气再经过反应气分液罐分液后送PSA部分。

装置外来的除盐水进入除盐水缓冲罐，经过除盐水泵加压后，与底部返回的

酸性水混合后送至水洗塔顶部，对反应气进行洗涤。塔顶气相经分液罐分液后进

入变压吸附部分，塔底液相经酸性水泵加压后返回与原料甲醇混合。

5.2PSA部分

本单元装置采用两段变压吸附流程，即甲醇裂解气首先由10塔VPSA脱碳流

程进行脱碳处理，经脱碳后的脱碳气再进入8塔PSA提氢流程提纯氢气。

10塔VPSA脱碳流程：

装置的十个吸附塔中始终有1个塔处于吸附状态。其吸附和再生工艺过程由

吸附、连续多次均压降压、逆放、抽真空、连续多次均压升压和产品气最终升压

等步骤组成。

具体过程简述如下：

A、吸附过程

压力为2.6MPa（G）、温度为40℃的甲醇裂解气自塔底进入正处于吸附状态的

吸附塔内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，其中绝大部分的H20、CH3OH.C02

等杂质气体被吸附下来，未被吸附的脱碳气从塔顶流出，经压力调节系统稳压后

送往8塔PSA提氨部分。当被吸附杂质的传质区前沿（称为吸附前沿）到达床层

出口预留段某一位置时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸

附。吸附床开始转入再生过程。

B、均压降压过程

这是顺着吸附方向将塔内的较高压力气体放入其它已完成再生的较低压力

吸附塔的过程，这一过程不仅是降压过程，而且也是回收床层死空间氢气的过程。

C、逆放过程

这是在均压降压过程完成后，逆着吸附方向，将吸附塔压力降至接近常压的

过程，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来。

D、抽真空过程

这是在逆放过程完成后，逆着吸附方向用真空泵对塔抽真空，使吸附的杂质

得以完全解吸的过程。

E、均压升压过程

在抽真空再生过程完成后，用其它塔的较高压力气体对该塔进行依次升压的

过程，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且也是回收其他塔

13

的床层死空间氢气的过程。

F、产品气升压过程

这是在均压升压过程后，用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力的过程，经

这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附一再生”循环，又为下一次吸附做

好了准备。

十个塔经以上吸附与再生的交替，即可完成气体的连续分离与提纯。

8塔PSA提氢流程：

装置的八个吸附塔中始终有一个塔处于进料吸附的状态。其吸附和再生工艺

过程由吸附、连续多次均压降压、顺放、逆放、冲洗、连续多次均压升压和产品

最终升压等步骤组成。

具体过程简述如下：

A、吸附过程

压力为2.5MPa(G)左右，温度为40℃的脱碳气自塔底进入正处于吸附状态的

吸附塔内。在多种吸附剂的依次选择吸附下，进一步除去其中的C02、CO等杂质

气体，未被吸附的H2从塔顶流出，经压力调节系统稳压后送往加氢装置。当被吸

附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层乜口预留段某一位置时，关掉该

吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。

B、均压降压过程

这是顺着吸附方向将塔内的较高压力气体放入其它已完成再生的较低压力

吸附塔的过程，这一过程不仅是降压过程，而且也是回收床层死空间氢气的过程。

C、顺放过程

在连续多次均压降压结束后，将吸附塔死空间内的较高压力的氢气顺着吸附

方向放入顺放气罐中储存起来，用以对另一个再生塔进行冲洗。

D、逆放过程

这是在均压降压过程完成后，逆着吸附方向，将吸附塔压力降至接近常压的

过程，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来。

E、冲洗过程

这是在逆放过程完成后，逆着吸附方向用顺放气罐中的顺放气对吸附塔进行

冲洗，使吸附的杂质得以完全解吸的过程。

F、均压升压过程

在冲洗过程完成后，用其它塔的较高压力气为对该塔进行依次升压的过程，

这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且也是回收其他塔的床层

死空间氢气的过程。

G,产品气升压过程

这是在均压升压过程后，用产品氢气将吸附塔压力升至吸附压力的过程。经

这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附一再生”的循环，又为下一次吸附

做好了准备。

八个塔经以上吸附与再生交替，即可完成气体的连续分离与提纯。

5.3加热炉

燃料气经燃料气流量FT-12710计量与经天然气流量计FT-6913计量后的天

14

然气混合，经燃料气分液罐V-6005脱液后送至F-6101和F-6201作为燃料。

燃料气经F-6101燃料气流量计FT-6404计量后分两路进入，送至F-6101长明灯

的燃料气经联锁自保阀XCV-6702.自力调节阀PCV-6701和阻火器FT-6102后，

一路放空，一路送至10组火嘴长明灯；送至F-6101的燃料气经过联锁自保阀

XCV-6703.燃料气压力控制阀PV-6704、阻火器FT-6101A/B后，一路放空，一

路送至10组主火嘴，加热炉出口温度TI-6703与炉前燃料气压力PT-6704组成

串级调节控制调节阀的开度。

燃料气经F-6201燃料气流量计FT-6714计量后分两路进入，送至F-6201

长明灯的燃料气经联锁自保阀XCV-6712、自力调节阀PCV-6711和阻火器FTF202

后，一路放空，一路送至10组火嘴长明灯；送至F-6201的燃料气经过联锁自保

阀XCV-6713、燃料气压力控制阀PV-6714、阻火器FT-6201A/B后，一路放空，

一路送至10组主火嘴，加热炉出口温度T1-6713与炉前燃料气压力PT-6714组

成串级调节控制调节阀的开度。

5.4公用工程

低压蒸汽自装置外来至管P6106、H06106、H06206、伴热等用汽点使用。

非净化压缩空气进入装置后送至各用气点使用。

净化压缩空气进入装置经净化压缩空气流量计（FT-6904）计量、净化风压

缩空气缓冲耀（V-6010）后送至各用气点。

循环冷水送至E-6301、P-6301A〜C、C-6101、E-6004、SC-6001/1,SC-6001/2、

SC-6002.P-6001A/B,P-6002A/B、P-6003A/B、P-6004A/B、P-6005、P-6105.

P-6205及其他用水点，返回后出装置。

新鲜水进入装置后至各用水点使用。

低压氮气自装置外来后送至V-6001、管P6019、管FL6006、管、管H06104、

管H06204、管H06101、管H06201、管LSG003/1、管LS6003/2、管P6101、管

P6105等各个用气点使用。

2.5Mpa氮气自装置外来后送至管P6009、管P6009/1、管P6017、管P