1 概述
2×105 Nm3/h的制氢装置以天然气和饱和炼厂气为原料，采用德国Uhde公司的工艺技术，烃类蒸汽转化法造气、PSA法提纯氢气的工艺路线。生产符合高压加氢裂化装置新氢要求的高纯氢气，同时副产9.8MPa(g)高压过热蒸汽。 1.1 装置组成
制氢装置除总的公用工程系统配置外，由两个独立的系列构成，每个系列主要包括以下八个部分：炼厂气压缩部分、原料气精制部分、预转化部分、转化及余热回收部分、变换及变换气换热冷却部分、变压吸附氢提纯部分(由PSA供货商成套供应)、锅炉给水及蒸汽发生部分、公用工程部分。 1.2 工艺技术路线
炼厂气压缩部分→原料气精制部分→预转化部分→转化及余热回收部分→变换及变换气换热冷却部分→变压吸附氢提纯部分
1.3 主要产品
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装置主要产品为符合蜡油加氢裂化装置新氢要求的高纯氢气，同时副产9.8MPa（g）高压过热蒸汽和PSA解吸气。保证条件合格的情况下，尽量往低限靠，用最低的资源生成最多的产品，减少资源的浪费。
氢气的规格如表1：
2 装置工艺流程
法兰防溅罩
图1 制氢装置工艺流程图
2.1 炼厂气压缩部分
装置外来的天然气分别送入系列I、II，经天然气预热器预热到100℃，分出一部分作为转化炉的补充燃料气，其余部分作为制氢原料。装置外来的饱和炼厂气分为三部分：一部分进入燃料气分液罐，分出可能的凝液后分别进入两系列作为转化炉补充燃料气；另一部分分别送入系列I、II作为制氢原料；其余部分通过压力控制线进入装置外的全厂燃料气管网，该线也用作全厂饱和炼厂气量有余时排入燃料气管网的洩放通道。
2.2 原料气精制部分
作为原料的饱和炼厂气经炼厂气压缩机升压到3.96MPa(g)，与经过预热的天然气混合，如果需要时再配入一定量从循环氢压缩机来的循环氢气（当装置按工况2操作时，需要的配氢量约3%），送入转化炉对流段的原料预热器I、II。
2.3 预转化部分
上述原料气依次经过原料预热器I、II加热至370℃左右，然后依次通过加氢反应器、脱硫反应器将硫、氯含量降至0.01ppmV以下。
2.4 转化及余热回收部分
经过预处理的原料与从高压加氢裂化汽轮机出口来的中压蒸汽和装置内工艺冷凝液自产的中压蒸汽混合（控制转化总水/碳比2.6），经转化炉对流段预热到510℃后进入预转化反应器。原料/蒸汽自上而下通过预转化反应器，在预转化催化剂的作用下，发生烃类的水蒸汽转化反应，生成的预转化气由H2O、H2、CO、CO2和残余甲烷组成。预转化气在转化炉对流段进一步预热到630℃后，自上而下通过转化炉管，在转化催化剂的作用下进一步蒸汽转化，转化炉出口温度870℃，残余甲烷含量约7.1%（V）干基。
2.5 变换及变换气换热冷却部分
转化炉出来的高温转化气进入工艺气冷却器管程，与壳程锅炉给水换热发生9.8MPa的高压蒸汽，转化气自身降温至400℃，再进入锅炉给水预热器II与锅炉给水换热，降温到340℃后自上而下通过高温变换反应器。在高变反应器内转化气中的CO与水蒸汽进一步反应生成CO2和H2，出口中变气中CO含量约4.1%（V）干基，由于变换反应是放热反应，出口气体温度会升至~416℃。
2.6 变压吸附氢提纯部分
自高变反应器出来的变换气依次经过工艺冷凝液蒸汽发生器、锅炉给水预热器Ⅰ、工艺冷凝液预热器、除盐水预热器，换热降温后进入变换气第一分液罐分出凝液，然后经变换气空冷器、变换气水冷器冷却到38℃，再经变换气最终分液罐分液，两系列的变换气合并后进入共用的PSA氢提纯单元。
变换气在PSA单元中经物理吸附，引出产品氢气供给1#氢气管网，吸附剂再生阶段释放出来的低压气体经过缓冲罐稳定压力和组成后，连续供作两系列的转化炉燃料。
由各变换气分液罐排出的工艺冷凝水，经工艺冷凝液泵升压和变换气预热后，在工艺冷凝液预热器和工艺冷凝液蒸汽发生器内发生中压蒸汽供装置内原料配汽使用。自装置外来除盐水经除盐水预热器换热到~124℃后送入除氧器，产生的除氧水升压预热后进入工艺气冷却器发生9.8MPa高压蒸汽，在转化炉对流段过热到535℃后送出装置。
3 工艺卡片
4装置工艺与化验数据
4.1 烃类组分对装置的影响
烯烃均通过加氢过程饱和。根据烯烃的多少，选择相应的加氢技术，使进转化的烯烃<1％(v)。
芳烃含有稳定的苯环，在转化过程中不易断开，容易造成芳烃穿透，并在高温区裂解积碳，所以是最不易转化的原料。芳烃含量过高会导致转化不完全引起积碳和穿透，为此制氢原料中芳烃含量一般不能大于13％(v)。
对于高级烃的转化，异构烷烃最容易，直链烷烃其次，环烷烃虽然比芳烃容易转化，但比起直链烷烃来讲难于转化，为此原料中环烷烃含量过高也会造成转化过程异常，一般环烷烃含量<40％（V）。
静压测试
4.2 工业氢中CO、CO2含量测定
工业氢杂质含量中CO含量合格；CO2含量因采样过程及仪器置换不彻底残留空气中的CO2，分析结果不准，不纳入指标。（因CO2分子量44远大于CO分子量28，吸附剂对CO2的吸附能力远高于CO，只要CO指标合格，CO2肯定是合格的。）（摘自2010年装置技术年报) 5 典型事例
5.1 2010年，产品氢气纯度指标，除极个别情况因采样不合格或者开工投PSA过程N2未完全置换干净造成不合格外，氢纯度能100%达到99.9%水平。
5.2 2010年产品氢气CO指标，有少数超标，约占不合格样品总数的10%~20%，出现不合格的原因为：①开停车过程或装置异常生产时大幅调节处理量而吸附时间未作及时调整；②PSA 阀门故障。装置平稳情况下，产品氢气CO超标现象已基本杜绝。
5.3 2010年，加氢装置改进采样及分析方法，对采样分析过程加强管理，尽量防止空气混入气体样品中。分析结果中含有空气（N2+O2）成份超5%时，要求班组重新采样交化验分析。
5.4 2010年，制氢装置原设计所有气体采样均采用钢瓶，进行密闭采样。因化验室分析仪器接口不配套，装置未采用钢瓶进行采样，而用气囊或锡箔袋采样。气体采样量少，采样袋置换不干净或漏气、化验仪器置换不干净导致气体分析数据经常不准。需要整改，恢复原设计钢瓶取样。（摘自2010年装置技术年报)
城市三维建模
5.5 2010年，加氢脱硫反应器，因出口硫氯含量化验中心无法检测出来（化验中心硫氯只能测量到0.1ppm左右，无法达到制氢需求精度），运行至今无小于100ppb以下的准确数据，以后需要外委检测。脱硫剂运行寿命原设计时间为半年，由于原料总硫含量（0.5ppmv左右）比设计指标（20~40ppmv）低，实际运行寿命将大大延长。脱硫剂备剂已经达到现场，换剂时间将根据催化剂运行状况而定。（摘自2010年装置技术年报)
头笼
太阳能电池板制作5.6 2011年，预转化出口C2+组成指标由0.2%修改为0.5%。原因为：原催化剂供应商给出的指标为湿
气（预转化气+水蒸汽）组成中，C2+组成≤2000ppm，实际相对于干气而言即0.5%，原指标偏小。
5.7 2011年，锅炉给水PH值指标由9.1~9.4修改为8.8~10。理由：汽包炉水指标为9~10.5，锅炉给水下限指标应低于此指标；上限指标修改为10，是因制氢以后调节汽包炉水PH值，主要使用液氨而同时尽量减少Na3PO4的使用量，但液氨设计只能加入除氧槽中。
5.8 2011年，锅炉水SiO2指标单位由ug修改为mg，原因为原单位用错。
5.9 2011年，新增转化炉炉膛温差、炉出口集合管支管温差指标，能更好的指导操作。5.10 2011年，产品氢压力指标由2.3~2.5MPa，修改为2.2~2.5MPa。原因为系统氢气消耗波动。
5.11 2012年，转化出口甲烷含量Ⅰ系列5.1%，Ⅱ系列
6.1%，均较设计值
7.18%低。设计转化率为75.5%，Ⅰ系列转化率为80%，Ⅱ系列转化率为7
8.3%，均较设计值高。当前转化催化剂活性较高，而标定时的转化出口温度为830℃要低于设计问题40℃（设计为870℃）。提高转化炉出口问题，能进一步提高转化率。
5.12 2012年，两系列高变催化剂活性都很高，得到的高变气出口CO分别为2.97％、2.78%，比设计值4.18％低。设计变换率为68.95%，Ⅰ系列变换率为73.4%，Ⅱ系列变换率为76%。
5.13 2012年，高压蒸汽Na+指标超标，是制氢馏出口不合格的主要因素。原因有：一、2011年10月换剂检修后，装置新加装了快速排污阀，排污量变小，排污效果差；二、汽包锅炉上水预热器E216自去年检修后，头盖有缺陷，反复出现泄漏，至9月初才处理好；三、装置排污管线冲刷减薄严重，管线经常出现穿孔，影响汽包的排污；四、固态药剂Na3PO4存在诸多缺陷，对产品质量的控制力差。整改方面，在明年换剂小修期间更换汽包连排线、定排管线，解决管线问题；在明年换剂检修时，更换定排阀门，恢复原设计，解决排污量不足的问题；目前E116/E216换热器已存在泄漏和缺陷的问题已解决；固态Na3PO4使用存在缺陷，现已更换成质量更可靠的炉内水处理剂HP2650，使用效果良好。
5.14 2012年，4月11日3:24，内操发现制氢Ⅰ列产氢量突然大幅下降，同时R103附近多处可燃气体报警仪报警。内操立刻通知外操检查，发现R103入口法兰发生大泄漏，通知班长确认后，装置于3:34分启动Z.B联锁停车。停车后对相关法兰进行了检查并换垫，装置于4月13当日0:25分重新开车正常。并于4月23日~28日期间对预转化进行了换剂。
（注：可编辑下载，若有不当之处，请指正，谢谢!）
