制氢装置简介20页PPT

十四、制氢工艺流程简述（五）
自转化炉（F-1201）出来的820℃，2.45MPa（G）的 转化气进入转化气废热锅炉（B-1302）管程，与壳 程锅炉给水换热发生3.5MPa中压蒸汽，转化气自身 降温至340-360℃，降温后的转化气自上部进入中温 变换反应器（R-1203），转化气中的CO与水蒸气反 应生成CO2和H2，出口变换气中CO含量约为2.5%（V） 干基，由于变换反应是放热反应，所以出口温度会 升至403℃。
二、制氢装置的组成
制氢装置一共可以分为八个大部分： （1）原料气湿法脱硫部分 （2）原料气升压部分 （3）原料精制部分 （4）反应部分（包括转化和中变） （5）中变气换热冷却部分 （6）PSA提纯部分（包括重整氢和加氢低分气提浓、制氢中
变气提浓两套PSA单元） （7）锅炉给水、发生并过热蒸汽 （8）酸性水处理部分
由各中变气分液罐排出的工艺冷凝水，经酸 性水汽提塔（C-1201）汽提后，经检验合格 后由凝结水泵（P-1201A/B）升压与进入装置 的除盐水混合并加热后送回本装置除氧槽 （D-1302）回用，不符合锅炉给水要求时， 作为凝结水送出装置。
十八、制氢工艺流程简述（九）
自装置外来的40℃的除盐水与中变气换热后进 入脱氧槽（D-1302），自脱氧槽出来的104℃ 的脱氧水经锅炉给水泵（P-1301A/B）升压后， 与中变气换热到230℃后进入转化气废热锅炉 汽包发生3.5MPa蒸汽，3.5MPa蒸汽在转化炉 对流段过热到420℃后，部分作为转化炉的进 料，其余部分送出装置。
40000Nm3/h制氢装置简介
一、制氢装置概况
本装置是120万吨/年加氢裂化装置的配套装置，由中石化北 京设计院设计。装置以加氢干气、加氢低分气和油田气为主 要原料，采用烃类水蒸气转化法造气，PSA法净化提纯的工 艺路线制取氢气，设计产氢规模为年产99.9%（V）的工业氢 气2.9万吨，年开工8000小时，相当于每小时产纯氢40000标 准立方米。同时本装置还担负着20000标准立方米的重整氢 与加氢低分气的提浓任务，所产的氢气中，每年有28708吨 供120万吨加氢裂化装置使用，其余部分送入炼油厂氢气管 网。
采用PSA法提纯粗氢气。 与普通的化学吸收＋甲烷化提纯工艺相比，PSA提纯工艺具有流程简单、操作 灵活、产品氢纯度高、压力高、综合能耗等诸多优点。
转化炉余热锅炉与转化气废热锅炉采用自然循环一体式公用汽包系统，使得转化 炉与转化气废热锅炉结构紧凑、操作安全可靠、节省投资。
使用热管式空气预热器回收烟气余热，降低了排烟温度的同时，还减小了转化炉 的占地面积。
中压蒸汽
锅炉给水、发生并 过热蒸汽部分
中变冷 却分液
制氢PSA 部分
中压蒸 汽外送
低分气湿法 脱硫部分
重整氢 PSA
氢气
十、制氢工艺流程简述（一）
自装置外来的50℃，2.2MPa（G）的加氢裂化低分气 进入加氢裂化低分气冷却器（E-1102）壳层冷却后， 进入加氢低分气分液罐（D-1102）分液，从加氢低 分气脱硫塔（C-1102）底进入，在塔中与来自硫磺 回 收 装 置 的 甲 基 二 乙 醇 胺 （ MDEA ） 贫 液 逆 流 接 触 （MDEA浓度25%wt），脱除气体中的硫化氢，脱硫后 的低分气送本装置中重整氢提浓PSA单元，MDEA溶液 送回硫磺回收装置再生。
三、制氢装置消耗指标
循环水 除盐水 脱氧水 电
6000V 380/220V 3.5MPa蒸汽 0.8MPa蒸汽 凝结水 燃料气
净化风
323.4t/h 82t/h -12t/h
2125Kw 238.8Kw -25.7t/h 1.3t/h -25t/h 1480Nm3/h
合理利用装置中的热源，用中变气的高温热加热原料，用低温热预热除盐水，降 低能耗。
酸性水汽提后回用作锅炉给水，降低装置能耗。
八、制氢装置原料及产品组成
制氢装置的进料及产品如下图所示
加氢低分气 （6254Nm3/h）
重整氢 （13815Nm3/h）
加氢干气 （1839.40Nm3/h）
油田气 （4305.5Nm3/h）
Nm3
7230.0
Nm3
4269.0
燃料低热值或能耗指标
单位
数量
Kcal/ Nm3 9134.64
Kcal/ Nm3 14895.5
小时能耗 103MJ 276.51 266.23
Nm3 t t
Kwh t t t
Nm3 t
1480.0 82.0 323.4
2363.8 -25.7 1.3 -25.0 636.0 -12.0
水蒸汽 合计
公斤/小时 5937.50 5952.97 43800.00 55690.47
吨/日 142.50 142.87 1051.20 1336.57
万吨/年 4.75 4.76 35.04 44.55
工业氢
3628.46 87.08 2.90
出
PSA尾气
27941.00 670.58 22.35
十二、制氢工艺流程简述（三）
脱硫后的气体与自装置外来的40℃，0.5-0.8MPa（G）的油 田气在原料气压缩机入口分液罐（D-1201）中混合后，经原 料气压缩机（K-1201A/B）升压至3.2MPa（G），送中变气/ 原料气换热器（E-1201）壳程与中变气换热后，温度上升至 360℃，进入加氢反应器（R-1201）将有机硫转化为硫化氢 后，先进入脱氯反应器（R-1204）脱除气体中的氯离子，再 进入脱硫反应器（R-1202A/B）将原料气的含硫量降至 0.3PPm以下，成为制氢合格原料进入转化工序。
十一、制氢工艺流程简述（二）
来自装置外的重整氢气和加氢低分气混合后进入重 整氢提浓PSA单元，所得工业氢气与中变气PSA单元 的工业氢气一起送出装置。其解吸气经解吸气压缩 机（K-1101）升压后与自加氢裂化装置来的44℃， 0.7MPa（G）的加氢裂化干气混合后，经加氢裂化干 气冷却器（E-1101）壳程冷却后，进入加氢裂化干 气分液罐（D-1101）分液，分液后的加氢裂化干气 自加氢干气脱硫塔（C-1101）底进入，与来自硫磺 回收装置的甲基二乙醇胺（MDEA）贫液逆流接触 （MDEA浓度25%wt），脱除气体中的硫化氢，MDEA富 液送回硫磺回收装置再生。
十五、制氢工艺流程简述（六）
自中变反应器出来的变换气依次经过中变气/原料气换热器 （E-1201）温度降至367℃和中变气/脱氧水换热器（E1202A/B）温度降至156.5℃后，进入中变气第一分液罐（D1203）分出凝液，然后在中变气除盐水换热器（E-1203）与 除盐水换热到137.8℃后进入中变气第二分液罐（D-1204）， 分出凝液后，进入中变气空冷器（A-1201）冷却到60℃，再 经中变气第三分液罐（D-1205）分液后，进入中变气水冷器 （E-1204），水冷到40℃的中变气经中变气第四分液罐（D1206）分液后进入中变气PSA提纯单元。
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636Nm3/h
四、制氢装置设备概况
设备名称 反应器 加热炉
塔 容器 空冷器 换热器 压缩机
数量（台） 5 2 3 49 6 11 3
设备名称 泵 风机
余热锅炉 热力设备 加药装置 其它小型设备 隔离液装置
数量（台） 8 4 2 6 1 39 1
五、制氢装置物料平衡
项目
入 方
名称 油田气
加氢干气＋重整氢提浓尾气
十六、制氢工艺流程简述（七）
40℃，2.1MPa（G）的中变气在PSA单元中经 物理吸附，从吸附罐顶引出45℃，2.0MPa（G） 产品氢气与重整氢及低分气PSA单元的工业氢 一起送出装置，吸附剂再生释放出来的 0.05MPa（G）的低压释放气经过缓冲罐稳定 压力和组成后，连续供作转化炉的燃料。
十七、制氢工艺流程简述（八）
PSA PSA
氢气（16197Nm3/h）
重 整 氢 解吸气
3872Nm3/h 制 氢 装 置
制 氢
氢气
4×105Nm3/h
产品氢 56197Nm3/h
九、制氢装置原则流程图
1
油田气 加氢干气
加氢低 分气 重整氢
解吸气
干气湿法脱 硫部分
原料升 压部分
解吸气升压部分 解吸气
原料精 制部分
转化炉 部分
方
酸性水
24121.01 578.91 19.30
合计
55690.47 1336.57 44.55
六、制氢装置能耗计算
序
项目
号
1
油田气
2 加氢干气＋重整氢 提浓解析气
3
燃料气
4
除盐水
5
循环水
6
电
7
3.5MPa蒸汽
8
0.8MPa蒸汽
9
凝结水
10
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净化风
11
除氧水
12
合计
13
单位综合能耗
小时消耗量
单位
数量
十三、制氢工艺流程简述（四）
经过预处理的360℃，3.1MPa的原料气与装置 自产的3.5MPa，420℃的过热水蒸气混合（水 碳比为3.2）经转化炉对流段预热到520℃后， 进入转化炉管，在转化炉管内发生烃类的水 蒸气转化反应，转化炉出口转化气由H2O，H2， CO，CO2和残余甲烷组成，其中残余甲烷干基 含量7.28%（V）。
七、制氢装置的特点
用中变气/原料气换热器代替原料加热炉，另设开工炉，正常操作时用中变气预 热原料，开工炉仅在开工时预硫化催化剂和在线更换脱硫剂时用，这样做不仅降 低了炉子规模，合理利用中变气余热，减少用于加热原料的全部燃料气用量，并 减少了全装置的副产蒸汽量，同时由于由开工炉，脱硫催化剂可以在线更换，从 而缩小脱硫反应器的尺寸和脱硫剂的用量。
Kcal/ Nm3 Kcal/ t Kcal/ t
Kcal/ Kwh Kcal/ t Kcal/ t Kcal/ t
Kcal/ Nm3 Kcal/ t
10316.1 23000 1000 3000 880000 760000 74000
400 92000
每1000Nm3工业氢 每吨工业氢
63.92 7.90 1.35 29.69 -94.69 4.14 -7.75 1.07 -4.62 543.75 13.59 149.86