XX石化分公司40000Nm3h制氢装置技术特点

XX石化分公司40000Nm3/h制氢装置技术特点
及第一周期生产中所遇问题分析
1 前言
随着环保法规的日益严格、对高标准清洁燃料的需求也日益增加，而原油却朝着重质化及高含硫的趋势增长，国内外汽、煤、柴等油品质量正逐渐升级换代。

作为油品轻质化和提高产品质量重要手段的各种加氢工艺，近几年得到了普遍的重视和飞速发展，加氢工艺已成为新世纪炼油工业的核心技术，氢气的需求量大幅度增加，这将极大的刺激制氢技术的发展。

本厂原有的制氢装置为1965年建成投产的，工艺落后，能耗较大，所产氢气不足，已不能适应生产发展的需要，本套40000Nm3/h烃类水蒸汽转化制氢装置作为新建120万吨/年加氢裂化装置的配套工程建设项目于2004年6月1日建成，并于2004年8月25日一次投产成功。

新装置在工艺特点，设备结构及自动控制等方面都比老装置要先进很多，是国内目前较为先进的一套制氢装置。

本装置是由中石化北京设计院设计，2004年8月投入生产。

装置以油田气、加氢裂化干气和重整氢及加氢低分气PSA提浓解吸气为主要原料，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。

装置设计规模为每小时产纯氢40000标准立方米，年开工8000小时，则年产99.9v%的工业氢气2.9万吨。

同时本装置还担负着每小时20000标准立方米的重整氢与加氢低分气的提浓任务。

本装置所产的氢气大部分供120万吨/年加氢裂化装置使用，其余部分送入炼油厂氢气管网供其它用气装置使用。

2 装置技术特点
2.1 催化剂性能的改进
近年来制氢装置所用催化剂的性能有了多方面的改进，其中特别是转化催化剂。

本厂选用的国内齐鲁石化公司研究院开发的四孔型的Z417、Z418等催化剂与原拉西环催化剂相比，ΔP 降低10%~15%，处理量提高25%~30%。

在性能上，对转化催化剂的抗蒸汽、抗钾流失，提高其活性方面也作了进一步改进，例如该公司的DYCAT系列转化催化剂，加入微量元素镧为活性组分使炉出口残余CH4的平衡温距由15℃降至10℃以下，在相同的操作条件下，炉出口残余CH4由3.4%降至3%。

在变换催化剂方面，我们选用了盘锦南方化学辽河催化剂有限公司生产的B-113型CO高温变换催化剂，该催化剂的低温活性及使用强度等均高于其它同类产品。

B-113型催化剂还具有抗冷凝的特点，因而提高了使用中的抗风险能力。

催化剂的本体含硫一般都低于
250μg/g，开车时不需要安排专门的放硫时间，是一种使用方便、低温、高活性、耐毒、耐热、长寿命、节能型催化剂。

Z417、Z418催化剂在本装置使用8个月以来，当转化量在7000Nm3/h左右时，炉管压降在0.06MPa左右，转化出口温度在720℃左右炉出口甲烷含量就以达到3%～4%左右，压缩机出口到PSA入口压降也只有0.15MPa。

这说明装置所选催化剂的使用性能良好。

2.2 操作条件的优化
转化催化剂性能的改进及转化炉材质的提高，使强化操作条件成为可能，这主要包括：（1）低入炉H2O/C比。

老制氢装置的水碳比为3.8～4.0之间；本装置的水碳比控制在3.2，节约了能耗。

（2）高转化炉出口温度。

本装置由于中变PSA解吸气作为转化炉的燃料，转化气中留有7.28%的CH4组份来增加解吸气的热值，固本装置转化炉出口温度控制在不大于820℃；具有高转化率，低能耗的特点。

（3）燃烧空气进转化炉前先经过空气预热器加热至240℃左右，提高了进转化炉空气的温度，从而节省燃料的消耗。

（4）原料气与水蒸汽配气后进转化炉前先经过原料预热段用烟气加热到520℃，提高入转化炉的混合进料温度，相应降低转化炉的热负荷，节约了能耗。

2.3 转化炉结构的改进
工艺操作条件的苛刻化，特别是转化炉出口温度的大幅度提高使炉出口金属材料的高温强度大大降低，因而常规的“大回转”型下尾管结构的采用受到限制。

目前，绝大多数国际著名的氢气生产设计公司如TECHNIP、FOSTER、WHEELER、UHDE、LURGI、TOPSOE等都不再采用这种结构而代之以“短尾管”或直插式尾管结构。

大型化制氢由于转化炉的尺寸变得十分重要，一般的说，顶烧炉因其烧嘴少，结构紧凑，更适合于大型转化炉。

我厂选用的方箱型顶烧炉子其特点是炉子占地面积小，炉子外墙较少，反应管单列排列，受热均匀，顶部长火焰，大烧嘴，烧嘴数目少。

并且可利用预热空气强制通风，炉子热效率较高，降低了烟气氧含量，烟气氧含量不超过4%，对流段设在地面，可减轻炉子高度。

对流段检修方便，炉子操作较为灵活可靠。

2.4 转化炉材质的提高
随着操作条件的强化，转化炉炉管的材质近来也有所改进，由70年代的HK-40（耐压力/温度为2.1MPa/788℃）、80年代的HP-40（耐压力/温度为2.3MPa/843℃）至90年代后期以后的含微量元素如钛（Ti）、锆（Zr）的高镍、铬合金材料，大大提高了转化炉炉管的热强度（可高至85~90kW/m2）及炉出口温度。

在相同的操作条件下，由于可减小炉管壁厚，增加催化剂的装填量，对于装置的扩能，可使处理量提高20%左右。

转化炉炉管其费用占全炉投资的40%以上。

本装置转化炉炉膛温度最高可达1350℃，转化炉出口温度最高可达820℃，操作压力可达2.8MPa，如此苛刻的操作条件，我们选用转化炉炉管材质为HP40Nb，可以提高抗氧化性，抗渗碳能力与抗蠕变断裂强度。

上集合管与上尾管材质为11/4Cr1/2Mo，下尾管为Cr20Ni32的轧制管材，除传送工艺介质外，主要是补偿高温下转化管和上、下集合管的热膨胀，尽可能地减少热变形应力。

尾管通过加强接头与转化管和集合管连接，转化管上法兰盖则加工出接头直接与上尾管焊接，可避免尾管接头焊缝承受剪力。

2.5 多种控制手段提高装置的安全可靠性
装置采用控制方案以单回路控制为主，根据需要设有比值控制、分程控制、串级控制、选择
控制、三冲量调节等复杂控制方案，并设有鼓、引风机燃料气连锁控制系统，水碳比控制系统连锁，加热炉及余热回收系统连锁，紧急停车系统及装置连锁等多处连锁，以确保装置的安全运行。

2.6 变压吸附系统的应用
装置采用的10-3-4变压吸附工艺技术，即本套变压吸附装置共有10台吸附塔，正常运行时始终有3台吸附塔处于吸附状态，其它7台吸附塔处于解吸再生的不同阶段，解吸过程共包括4次连续均压过程，这套装置是本厂首次应用的，它具有如下优点：
（1）流程简单，运行可靠。

（2）在传统的10-3-4PSA流程上增设了顺放气缓冲罐，可在实现连续四次均压的同时实现精确的冲洗再生流量控制，并且解决了传统冲洗过程中的二次污染问题，改善了吸附剂的再生效果。

（3）10-3-4PSA流程的逆放时间和冲洗时间更长，因而吸附剂再生时的传质效果更好，再生更彻底，氢气回收率更高，并且减小了逆放噪音。

（4）10-3-4流程的逆放过程连续，因此波动较小，再加上解吸气控制系统采用了先进的两级缓冲、三级调节系统，解吸气的热值、压力和流量更稳定，更有利于解吸气的直接燃烧。

（5）装置先进的PSA专用软件在某个吸附塔出现故障时，可自动无扰动地将故障塔切除，转入9塔、8塔、7塔、6塔、5塔操作。

在切换到5塔操作时，可将装置隔离分成两个独立的系列任意检修，因而大大地提高了装置运行的可靠性。

（6）作为关键设备的PSA程控阀—液压三偏心扭矩关闭型蝶阀。

具有体积小、重量轻、动作快（小于2秒），密封性好，寿命长（大于100万次），开关速度独立可调、以及关闭缓冲功能和阀位显示可靠的优点。

（7）本装置的吸附剂采用密相装填技术，可进一步减小床层死空间，提高氢气回收率。

3 运行过程中出现的问题及分析
3.1 PSA尾气缓冲罐及混合罐带水
3.1.1 存在问题
2005年1月24日，因PSA尾气阻火器堵需要将尾气切除清理，在尾气放空过程中发现放空阀冻住，吹开放空阀后尾气仍放不出去。

继而在2005年3月15日停工检修，尾气放空线上加盲板时发现管线内有冰柱，拆开两罐的人孔检查，发现一个硕大的冰块堵在人孔处，这一问题引起了我们的重视。

3.1.2 问题分析
PSA进料温度为不大于40℃，进料中含有40℃下饱和水，在冬季，逆放、冲洗气进缓冲罐和混合罐时，温度已降至-10℃以下，就会使进料中含有的40℃下饱和水被冷凝下来，这两个罐就成了尾气的分液罐，进而造成超压放空线、安全阀线积满了水，在冬季结冰而失去了作用，幸运的是2004至2005年冬季是暖冬，未造成冻裂管线而泄漏着火事故，但是这个问题的存在仍是一个较大的安全隐患。

3.1.3 处理措施
在这两个罐底加伴热盘管，罐体加保温，放空线及安全阀线上加伴热，并制定定期排水制度，以保证罐内没有存水。

3.2 PSA氢回收率低
3.2.1 存在问题
本装置设计规模为产氢40000Nm3/h，采用PSA工艺提纯，设计氢回收率为90%以上，但装置正常生产最大产氢量为27000Nm3/h时，装置氢收率仅有85%，在装置负荷为50%时，氢收率为89%左右，达不到设计值90%。

3.2.2 问题分析
吸附塔的容积不够，单塔吸附剂装填量为29.5吨，当中变气到达吸附剂的吸附前沿时，中变气中12%的氢气只能随着逆放气进入尾气系统。

而同样是40000Nm3/h制氢装置据说在海南炼厂单塔吸附剂装填量为60吨。

3.2.3 改造建议
目前已无法改造，若想改造只能把吸附塔加大，增加吸附剂用量，相当于PSA重建。

3.3 中变气取热不合理，能源浪费
3.3.1 本装置流程
本装置的中变气出中变反应器后的流程依次为中变气-原料气换热器E-1201、中变气-脱氧水换热器E-1202、第一分液罐D-1203、中变气-除盐水换热器E-1203、第二分液罐D-1204、空冷A-1201/A、B、C、第三分液罐D-1205、水冷器E-1204、第四分液罐D-1206分液后去PSA。

3.3.2 存在问题
装置开工后中变气-除盐水换热器E-1203投上以后，因中变气热量过剩太多，造成除盐水出换热器温度过高达130℃以上，甚至于会造成除盐水线水击而致使在装置上一周期运行中，不得不甩掉了E-1203，中变气取热靠的是A-1201和中变气水冷器E-1204。

3.3.3 问题分析
E-1203入口中变气温度为163℃左右，中变气干气量为28000Nm3/h左右，还有约5吨左右的水蒸汽。

而装置所需的40吨左右的除盐水要从50℃加热到100℃需要3344KJ的热量，而这些热量只相当于1.6吨163℃水蒸汽的汽化潜热，取热量太少，如中变气全部投入换热器会造成换热器出口除盐水超温达130℃以上；如除盐水部分走跨线，进入换热器的水量过少就会造成热流水温达160℃以上，并有大部分水会变成汽，在冷热流汇合时就会造成水击；如中变气部分走跨线，中变气进入换热器前有3米高的回弯立管，部分中变气进入换热器后会有部分水蒸汽凝结成水而积聚在这段立管中，这需要有一定气量和气速的气体才能带出的，而进入换热器的少量的气体不足以带走这部分水，且会因为除盐水用量波动而致使除盐水出E-1203温度忽高忽低，进而造成除氧器及锅炉气包液位波动，操作极为被动。

3.3.4 改造建议
建议在中变气-原料气换热器E-1201之后增加一个蒸汽发生器，发生1.0MPa蒸汽，以取走多余的热量，并把瓦斯加热器连入E-1203之前，从而可以节约1.0MPa蒸汽的用量，同时也可降低后路空冷的负荷，节约用电。

3.4 全装置联锁UC1101无法投用，降低了装置安全系数
3.4.1 存在问题
全装置联锁UC1101联锁中有路输入信号为燃料气压力低低联锁，其值经常低于联锁值。

造成此联锁无法投用，此联锁中还有水碳比低低、鼓风压力低低等多路联锁停车信号，如不投用，在出现问题时可能会延误处理问题的时机。

3.4.2 问题分析
在全装置停车联锁中设立了燃料气压力低低联锁，此联锁动作值为25kPa，后改为12kPa，因此取压点位于中变PSA解吸气与瓦斯混合点之后，装置正常操作时此点的压力为10kPa 左右，而且处理量小的时候经常出现压力为0kPa的时候，基于此种原因造成全装置停车联锁一直未能投用。

3.4.3 改造建议
装置实际操作证明，燃料气压力瞬间过低的时间极短，火嘴燃烧不受影响，或可改成PSA 停车、尾气中断时启动全装置停车联锁UC-1101。

3.5 烟道及引风机腐蚀严重
3.5.1 存在问题
在冬季气温较低时，烟气排烟温度低，仅有115℃左右，此温度已达到烟气的露点温度，已严重腐蚀烟道及引风机。

3.5.2 问题分析
原有风道上虽有热风循环线，但因从大气吸入冷空气经预热后供给火嘴燃烧的量是一定的，从空气预热器取走的热量就基本恒定，热风循环只是一股空气在预热器出入口间的循环，结果只是稍微使换热温差降低了一些，对提高烟气出口温度效果不大。

经验证，只能提高出口烟气温度2～3℃。

3.5.3 处理方法
在空气预热器入口与出口之间加一冷风跨线，在冬季气温低时稍开冷风跨线阀门，减少进入空气预热器内的空气量，减少取热量，即可提高炉出口烟气温度，保证烟道不被腐蚀。

3.6 转化炉火嘴偏烧
3.6.1 存在问题
装置运行一段时间后，发现转化炉火嘴大部分偏烧且燃烧不好。

3.6.2 问题分析
转化炉火嘴有三路燃料气进料，其中中心引射喷嘴和辅烧火嘴燃料气为高压瓦斯，火嘴与管线连接为软管连接，另一路主火嘴燃料气为PSA解吸气和高压瓦斯的混合气，火嘴与管线连接为金属管连接，装置投入运行后，炉顶温度偏高，夏季高达70℃左右，高温使金属管受热膨胀，牵引主火嘴变形，致使火嘴偏烧，有的已添烧炉管，造成炉管局部发亮超温，不得不关闭偏烧大的火嘴保证安全生产。

3.6.3 处理方法
火嘴与管线间连接换软管连接。

在2005年3月份装置检修中已更换，开工后火嘴燃烧正常。

4 结束语
装置先进的设备、优良材质的选用，多种控制手段的并用，为装置提供了较大的操作弹性，方便快捷的操作手段，这一切是满足装置安、稳、长、满、优生产的前提条件。

装置投产8个月以来也出现了一些问题，在此写出来希望与石化战线上的同行共享，在今后的建设和改造过程中避免类似的问题发生。