制氫裝置低負荷運行的操作分析

劉曉麗

(中海油石化工程有限公司，山東 青島 266101)

某廠50000Nm3/h制氫裝置采用烴類水蒸汽轉化與PSA凈化提純的工藝生產氫氣。受全廠氫氣平衡的影響，目前裝置長期處于低負荷運行狀態，產氫負荷僅為設計值的50%左右，低于設計操作彈性的下限值(60%設計負荷)。

基于裝置目前的生產和操作狀況，通過對低負荷運行參數與設計指標進行比較，評價裝置的操作運行情況，為進一步優化操作提供依據。

1 流程簡介

1.1 工藝流程

制氫裝置生產純度為99.9%(mol)的氫氣，裝置主要由原料氣壓縮、原料氣精制、轉化及余熱回收、變換及變換氣換熱冷卻、變壓吸附氫提純、鍋爐給水及蒸汽發生等部分組成。工藝原則流程圖見圖1。

圖1 制氫裝置工藝原則流程圖

1.2 原料

制氫裝置設計原料為天然氣，實際加工原料采用重整氫提濃PSA解析氣為主，補充了少量天然氣。原料中要求含氫2%～5%(mol)，重整PSA解析氣氫氣含量58.57%(mol)，重整PSA尾氣和天然氣混合進料中氫含量遠高于要求的指標，故不需要再配入氫氣，原料組成見表1。

表1 原料組成

表1(續)

2 工藝操作參數分析

2.1 主要工藝操作參數分析

表2列出主要工藝操作參數，并與設計值進行對比。重整PSA解析氣中含有烯烴，故加氫反應器的操作溫度略低于設計值，以保證烯烴飽和放熱升溫不會導致反應器溫度超出催化劑熱點溫度；裝置處于低負荷狀態，裝置壓降小且氫產品壓力低于設計值，相應的各個反應器的壓力均低于設計值。

表2 工藝操作參數

表2(續)

2.2 反應器參數分析

2.2.1 加氫反應器

2.2.1.1 操作條件

鈷鉬催化劑在進行加氫脫硫時，操作溫度通?？刂圃?50～380℃范圍內，壓力通常控制在3.0～4.0MPa(g)。當溫度低于320℃，催化劑活性較低，加氫效果下降；溫度超過400℃時，催化劑表面會出現聚合和結碳。加氫反應器實際操作溫度337℃，操作壓力2.28MPa(g)。

2.2.1.2 空速

空速對加氫反應有較大影響，空速增大，原料在催化劑床層中停留時間縮短，反應不完全，故欲使原料中有機硫達到一定加氫程度，最好在較低空速下進行[1]。但為了提高生產能力，在保證出口硫含量滿足要求的前提下，通常采用盡可能高的空速，一般氣體空速范圍為500～1000 h-1。

由表2可知，進入加氫反應器的原料為10133.5Nm3/h，催化劑選用西北化工研究院開發并生產的T201型鈷鉬加氫催化劑，一次裝入量為19.17 m3。

空速=10133.5/19.17=528.6 h-1

加氫反應器空速的設計指標為805 h-1，實際空速滿足設計要求。

2.2.2 脫硫、脫氯反應器

2.2.2.1 操作條件

中溫型脫硫劑要求操作溫度為200～380℃，最高活性溫度要求大于350℃，特別是在催化劑使用末期，提高一點反應溫度，對提高硫容量，延長更換周期都有利，但不能超過400℃，以防止烴類熱裂解而造成結碳；提高壓力對提高反應速度有利，一般在常壓～4MPa(g)范圍內使用。

脫硫、脫氯反應器操作溫度為320℃，操作壓力為2.28MPa(g)；操作溫度和壓力的設計指標分別為370℃、3.2MPa(g)，操作溫度和壓力低于設計指標。

2.2.2.2 硫容

脫硫反應器入口H2S的平均濃度C為6ppm，氣體流量V氣為931.9 m3/h，有效運轉時間t為3年，年操作時間8400h，脫硫劑選用T305型，一次裝入量為34.56 m3，堆密度為1.1～1.3kg/L， 則脫硫劑裝填重量G為41472kg。

硫容=(C×10-6×32/22.4×V氣×t)/G×100%=0.48%

實際硫容遠低于350℃時T305脫硫劑36%的飽和硫容，大大延長了脫硫催化劑的使用壽命。

2.2.3 中變反應器

2.2.3.1 操作條件

中溫變換的作用就是將轉化工藝氣中大量的CO轉換成CO2以便盡可能多產H2，并使氣體容易凈化得到較純氫氣。為了提高CO轉化率，宜采用較低的反應溫度，中變操作溫度一般采用330～380℃；反應平衡不受壓力的影響，但增加壓力能加快反應速度，當壓力高于2.0 MPa(g)，變換率提高就不明顯了。

中變反應器操作溫度為330～376℃，操作壓力為2.16 MPa(g)；操作溫度和壓力的設計指標分別為340～408℃、2.6MPa(g)，操作溫度和壓力雖然略低于設計指標，但在設計推薦值范圍內。

2.2.3.2 中變變換率

轉化氣進中變反應器組成的CO濃度設計值為13.03%(mol)，實測值為9.95%(mol)；分液罐出口中變氣組成中CO濃度設計值為2.79%(mol)，實測值為1.60%(mol)，通過計算，中變變換率設計值為76.45%，實測值為82.6%。實測的中變變換率高于設計值，說明CO的轉化率比設計值高，反應更完全。

2.3 轉化反應參數分析

2.3.1 水碳比

裝置低負荷運行時，物料在轉化爐管內難以均勻分布，容易產生偏流，使爐管局部受熱不均，嚴重時爐管會出現紅管、花斑現象，同時由于低流速，低空速，熱量不能及時帶出，嚴重時會造成某些催化劑失活，影響催化劑和爐管的使用壽命[2-3]。

因此在低負荷生產時，要采用較高的水碳比，提高物料總流量，使物料在爐管內分布更均勻，減少催化劑結炭，延長催化劑和爐管的使用壽命。但是提高水碳比相應的也增加了能耗，本裝置水碳比的設計指標為3.2。

由表2可知，3.5MPa蒸汽配氣量為32600kg/h，進入加氫反應器的流量10133.5Nm3/h，實際碳流量為10095Nm3/h，故

實際水碳比=32600×22.4/(18×10095)=4.02

2.3.2 碳空速

碳空速越大，原料在轉化催化劑床層停留時間越短，反應不完全，使轉化爐出口殘余甲烷升高，轉化催化劑結炭增加，Z417/Z418碳空速一般為1000～2000 h-1。

進入轉化爐碳流量為10095Nm3/h，轉化催化劑選用Z417/Z418,一次裝入量為12.8/17.27m3。故：

碳空速=10095/(12.8+17.27)=335.7 h-1

轉化反應碳空速的設計指標為835 h-1，實際碳空速遠低于設計指標。

3 能耗分析

裝置設計產氫量為5.44t/h，標定期間實際產氫量為2.87t/h，能耗分析見表3。

表3 能耗分析

表3(續)

由表3可知，本裝置原設計能耗為1286.8Kg標油/t純氫，標定期間實際能耗為1435.21 Kg標油/t純氫，高出設計值12%，原因分析如下：

(1)裝置低負荷運行時，機泵等動力設備效率降低，耗電量比較大，電耗較高；裝置調整負荷后，循環水冷器沒有進行調整，因此循環水消耗總量變化不大，但是單耗明顯上升[4]。

(2)由于標定在低負荷工況下運行，操作水碳比4.0高于設計水碳比3.2，導致外送蒸汽量降低，裝置實際能耗增加。

(3)凈化風設計消耗量為700 Nm3/h，而實際消耗量為11472 Nm3/h，相對于設計能耗，凈化風的實際能耗增加了很多，這是因為轉化爐工業電視探頭需要用大量的凈化風來降溫，而設計時沒有考慮這種工況下的用風量。非凈化風主要用于壓縮機活塞桿的降溫，所占能耗很小。

4 結語

裝置低負荷運行對關鍵設備操作參數有較大影響，通過降低加氫反應器入口溫度，增加配汽量，從而增大水碳比等措施，使裝置能夠平穩運行，建議在保證氫氣平衡的前提下，盡量降低裝置能耗，提高精細化操作水平，增加節能設施，降低裝置電耗，從而使產氫成本降低。