制加氢车间制氢工艺技术操作规程文件编号： HHNY-PSM-03-2022-02-01版 本： 第四版受控编号： ZJQCJ2022 年 10 月 1 日发布 2022 年10 月1日实施榆林市榆神工业区华航能源有限公司

制加氢车间制氢工艺技术操作规程文件名称 制氢工艺技术操作规程

文件编号HHNY-PSM-03-2022-02-01版次第四版文件修订履历版次 实施日期 再版原因第一版 2015 年 6 月 10 日 初版第二版 2016 年 11 月 1 日 修订换版第三版 2019 年 11 月 01 日 修订换版第四版 2022 年 10 月 01 日 修订换版编写签字表编制人

车间审核

审核签字表工艺管理

设备管理

安环管理

审定签字表总工程师

审批签字表总裁

制加氢车间制氢工艺技术操作规程前 言

本规程是在制氢装置工艺技术操作规程 2019 版本的基础上，根据公司最新技术要求标准进行修订。

本规程修订的目的，主要是完成对传统操作规程具体内容的修改，使之更适应操作需要。对于装置开、停工方案、大型机组的开停机方案及各种单体设备的操作规程、操作指南和事故处理预案采用新模式编写。对整个操作规程结构进行调整，使之成为联系紧密并协调的规程。使原操作规程内容更全面，更完善，更接近生产实际，以便于操作人员能按此规程进行实际生产操作，并作为员工学习培训教材和日常操作指南。本规程采用简式的格式进行编写，具有较强的针对性，实用性和可操作性，编写完成后，征求相关管理部门意见，并进一步修改完善，经过审批，作为华航能源有限公司制加氢车间内部操作规程标准。在随着生产工艺的变化、新设备的使用、新材料和新技术的应用，操作的方式和方法也会发生变化，因此操作规程编制完成发布使用过程中，应根据情况的变化及时修订。除发生情况变化及时修订外，应3 年进行一次全面修订，并重新审批发布，确保规程的适应性和有效性，便于安全管理有序进行。本规程执行国家相关规章制度标准（如：AQ/3034）及“华航能源有限公司操作规程管理程序文件”等。

本规程实施后取代原来的制氢装置操作规程。

本规程由华航能源有限公司生产技术部管理。

本规程起草单位为华航能源有限公司制加氢车间。

本规程编写过程中，由于编者水平有限，疏漏之处在所难免，敬请批评指正，以便持续改进。

制加氢车间制氢工艺技术操作规程目 录

第一章 装置概况 ......................................................1第二章 工艺流程概述 ...................................................1第一节 工艺原理 .......................................................11.1 原料预加氢 ....................................................11.2 原料的脱氯 ....................................................31.3 原料的脱硫 ....................................................31.4 蒸汽转化 ......................................................41.5 中温变换 ......................................................71.6 变压吸附（PSA 净化工艺） ......................................8第二节 原料与助剂 ....................................................18第三节 工艺流程简述 ..................................................233.1 原料气部分 ...................................................233.2 加氢、脱硫部分 ..............................................233.3 转化部分 .....................................................243.4 中温变换部分 .................................................243.5 PSA 部分 .....................................................243.6 热回收及产汽系统 .............................................253.7 加药系统及排污系统 ...........................................263.8 公用介质部分 .................................................26第四节 主要操作指标及产品质量指标 ....................................284.1 主要操作指标 .................................................284.2 PSA 操作指标 ................................................31第五节 工艺介质分析 ..................................................34第六节 影响装置操作分析与措施 ........................................36第七节 装置内外关系 ..................................................38第三章 岗位操作法 ....................................................40第一节 操作概述 ......................................................401.1 操作任务 .....................................................40

制加氢车间制氢工艺技术操作规程1.2 操作原则 .....................................................401.3 与上下游及系统间关系 .........................................40第二节 工艺操作方法 ..................................................412.1 原料气部分操作 ...............................................412.2 蒸汽系统操作 .................................................422.3 原料气处理部分操作 ...........................................422.4 转化部分操作 .................................................442.5 中温变换及冷换部分操作 .......................................502.6 余热回收产汽系统操作 .........................................532.7 PSA 部分操作 .................................................572.8 产品质量调整 .................................................57第三节 动设备操作方法 ................................................603.1 氮气压缩机操作法 .............................................603.2 锅炉给水泵 ...................................................663.3 加药泵操作法 .................................................683.4 风机操作法 ..................................................703.5 离心泵启停及日常维护处理 .....................................72第四节 静设备操作方法 ................................................764.1 换热器的投用 .................................................764.2 换热器的停用 .................................................764.3 冷却器 .......................................................764.4 空冷器 .......................................................774.5 转化炉 .......................................................77第五节 动静设备明细表 ................................................81第三章 开、停工规程 ..................................................90第一节 开工规程 ......................................................901.1 制氢装置开工 .................................................901.2 临氢系统气密 .................................................931.3 系统氮气置换 .................................................941.4 建立冷氮气循环流程 ...........................................98

制加氢车间制氢工艺技术操作规程1.5 锅炉蒸汽系统开工步骤 .........................................99第二节 停工规程 .....................................................1092.1 停工准备工作 ...............................................1092.2 制氢生产线停工 ..............................................1122.3 系统管线吹扫、置换 ..........................................118第四章 事故处理 .....................................................125第一节 事故处理原则 .................................................125第二节 紧急停工方法 .................................................1262.1 造成装置紧急停工主要因素 ....................................1262.2 紧急停工的具体操作 ..........................................1262.3 事故处理预案 ................................................1292.4 事故处理预案演练规定 ........................................145第五章 仪表控制系统 .................................................146第一节 DCS 概况介绍 .................................................1461.1 集散控制系统 DCS ............................................1461.2 安全仪表系统简述-SIS ........................................1461.3 可燃有毒气体检测系统 GDS ....................................1461.4 控制回路和检测点 ............................................146第二节 工艺操作仪表逻辑控制说明及位号流程 ...........................1492.1 主要控制方案 ................................................1492.2 仪表说明 ....................................................1492.3 控制回路说明 ...............................................1512.4 转化炉燃烧控制 .............................................159第三节 装置自保的逻辑控制说明 .......................................1633.1 鼓风机联锁 ..................................................1633.2 引风机联锁 ..................................................163第六章 操作规定 .....................................................167第一节 定期工作规定 .................................................1671.1 补充磷酸三钠的规定 ..........................................1671.2 巡检规定 ....................................................167

制加氢车间制氢工艺技术操作规程1.3 定期排污规定 ................................................1671.4 盘车规定 ....................................................1681.5 加油规定 ....................................................1681.6 脱液规定 ....................................................1681.7 操作记录规定 ................................................1681.8 夜间熄灯检查规定 ............................................1681.9 装置采样规定 ................................................168第二节 操作规定 .....................................................1702.1 停泵维修操作 ................................................1702.2 控制阀与副线切换操作 ........................................170第七章 安全生产及环境保护 ...........................................172第一节 安全知识 .....................................................172第二节 安全规定 .....................................................191第三节 同类装置典型事故分析、处理方法及经验教训.....................196第五节 防洪涝预案 ..................................................217第六节 工艺流程简图 .................................................220第八章 制加氢车间变更记录 ...........................................221第九章 巡检路线及内容 ...............................................223第一节 班长（主外操）巡检路线及内容 .................................223第二节 外操巡检路线及内容 ...........................................238第十章 安全设施台账 .................................................251第一节 安全阀、止回阀及紧急切断阀阻火器台账 .........................251第二节 消防设施台账 .................................................255第三节 可燃及有毒气体报警仪台账 .....................................257

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第一章 装置概况一 装置概况

20000Nm

3/h 天然气制氢装置是由上海新煤化设计院设计，由中国石化第十二建筑公司承建，2015 年开始试生产，实现一次开车成功。

制氢装置东临化验室及中控室，南临二期预留工程，西临二期预留工程，北临油品罐区装置，占地面积约为 5000m

2。

20000Nm

3/h 制氢装置是为与其配套的 30 万吨/年煤焦油加氢装置提供合格高纯度氢气，装置年运转时间为 8000 小时,可以满足 30 万吨/年加氢装置需求。装置主要以天然气为原料，轻石脑油为备料（天然气满足工况时不使用），主要工艺过程由原料预热、原料加氢反应、原料脱硫转化、中温变换、余热回收、PSA净化提纯等部分组成；最终生产高纯氢气供应至加氢装置。第二章 工艺流程概述第一节 工艺原理

1.1 原料预加氢

（1）原理：

制氢原料中的硫、氯等有害杂质能使转化催化剂中毒而失去活性，而原料中的烯烃则在较高的温度下极易裂解、缩合，使转化催化剂积炭失活，因此在原料进转化前必须除去。但原料中的硫、氯大多以有机硫、氯形式存在，要想除去必须进行加氢处理，使之生成易除去的 H2S、 HCL，同时原料中的烯烃也需要经过加氢饱和才能达到进转化的要求。

原料预加氢就是在 250～400 ℃的温度范围内，在加氢催化剂和氧化锌脱硫剂组成的催化剂上进行原料中的烯烃加氢饱和有机硫、氯的氢解生成H2S、HCL 以便除去。为了确保恰当的氢化，必须保证原料中有 2～5％（V）以上的氢气。（2）其反应机理：

硫醇加氢反应式: R-SH ＋ H2 → RH ＋ H2S

二硫醚加氢反应式: R-S-S-R'＋ 3H2 → RH ＋2H2S ＋R'H

硫醚加氢反应式: R-S-R'H ＋ 2H2 → RH ＋R'H ＋H2S

二硫化碳加氢反应式: CS2 ＋ 4H2 → CH4 ＋ 2H2S

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硫氧化碳加氢反应式: COS ＋ H2 → H2S ＋ CO

烯烃加氢反应式: RCH=CHR' ＋ H2 → RCH2-CH2R'有机氯化物加氢反应式: R-CL ＋ H2 → R-H ＋ HCL (反应式中：R、R’代表烷基)

烯烃加氢饱和反应： CnH2n+H2=CnH2n+2加氢催化剂主要活性组分为 CoO 及 MoO3，双功能加氢催化剂还含有NiO，而氧化态的 Co、Mo、Ni 加氢活性较低，为了达到正常生产的目的，延长催化剂使用寿命及初活性的发挥，需对新鲜催化剂进行预硫化，使之变成具有较高活性的硫化态的金属硫化物。预硫化是指在一定氢气浓度下，利用硫化剂与氢气反应生成的H2S，在一定温度下与催化剂中氧化态的活性组分反应，生成具有高活性的金属硫化物的过程。本装置的主要进料为天然气，天然气含有少量硫，硫对催化剂有损害，因此在使用前必须脱硫。

（3）影响因素

1）温度

钴－钼催化剂进行加氢脱硫时，操作温度通常控制在250～400℃范围内，当温度低于 220℃，加氢效果明显下降，温度高于 420℃以上催化剂表面聚合和结碳现象增加。2）压力

由于有机硫化物在原料中的含量不高，故压力对氢解反应影响不大，压力由整个工艺流程的要求决定，通常控制在 1.0～5.0MPa（G）。

3）空速

单位时间(h)内通过单位催化剂体积(m

3)的气体(折合为标准状态下)体积数量，称为空速，单位为 m

3/（h.m

3），可简写为 h

-1。使用液体原料时，按液体的体积计算出来的空速称为液空速。加氢反应为内扩散反应，因此空速对加氢反应有较大影响。如增加空速，则原料流速加大，使原料在催化剂床层中的停留时间缩短，反应不完全，所以加氢反应要在一定的空速下进行。但为了提高生产能力，在保证出口硫含量满足工艺要求的条件下，通常均采用可能高的空速。一般气体空速为 500-1500 h

-1左右。4）氢碳比

加氢转化反应与氢分压有关，氢油比高，有利于氢解反应进行，但能耗增加。氢油比低，不利于氢解反应进行，不能达到脱硫要求。一般加氢反应的氢油比为80～100（V/V）。为确保进行正确加氢，天然气和从产品氢气循环得到的氢气混合，提供了一

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种含＞2％（摩尔比）氢气的混合物。

1.2 原料的脱氯

（1）反应原理

有机氯化物经钴－钼催化剂转化生成无机氯化物，主要以氯化氢的形式存在，它能与脱氯剂中碱性或与氯化氢有较强亲合力金属元素的氧化物反应生成稳定的金属氯化物而被固定下来。

本装置脱氯剂是以 AL2O3或活性炭为载体，Na、Ca、Zn、Cu 等金属氧化物为活性组分，它属于化学吸收型吸附剂。

（2）反应式如下：

Mo ＋ nHCL → MCln ＋ H2O

（3）影响因素

制氢原料中氯的含量较少，温度、压力对反应的影响较少，且脱氯剂常与加氢脱硫剂一起使用，温度、压力、空速等因素已由加氢脱硫反应系统决定。1.3 原料的脱硫

（1）原理

原料净化的目的主要是脱除原料中的硫，保证转化催化剂的正常运行，其反应机理为，利用氧化锌在一定温度下与 H2S 反应生成硫化锌和水，使原料中的硫被吸收下来，将原料气中的硫化物脱除。为了延长昂贵的转化催化剂的使用寿命，要求深度脱硫必须能够确保最大程度地脱硫。

本装置脱硫剂的脱硫机理与脱氯机理相同，都是化学吸收型吸附剂。脱氯剂、脱硫剂中的活性组分随化学吸附反应的进行，其有效活性组分会降低，最终达到在工业条件下的饱和而使催化剂失去活性。因此催化剂需要及时的更换，以免催化剂达到饱和硫容而失去吸附作用后引起第二反应床层的硫穿透。

（2）影响因素

1）温度

一般脱硫反应均为放热反应，在正常生产中为保证脱硫剂的脱硫效果及脱硫速度，同时也为保证脱硫剂的最大硫容，要求脱硫剂有一定的使用温度。目前使用的中温型脱硫剂所要求操作温度为 200～400℃，最高活性温度要求大于350℃。特别是在催化剂使用末期，提高一点反应温度，对提高硫容量，延长更换周期都是有好处的，但不能超过420℃，以防止烃类热裂解而造成结碳。

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2）压力

提高压力，提高了硫化物的分压，增加气体与脱硫剂的接触面积，有利于提高反应速度，一般在常压 1.0～5.0MPa（G）范围内使用。

3）空速

在保证有足够的线速度，不存在气膜效应的前提下，采用较低的空速对提高脱硫效率是有利的，但要考虑到设备的体积和利用率一般空速范围：气体空速为500～3000h-1，液空速为 1～6h

-1。

1.4 蒸汽转化

（1） 原理

烃类的蒸汽转化是以烃类为原料，在一定的温度和催化剂作用下使烃类和水蒸汽经过一系列的分解、裂化、脱氢、结炭、消炭、氧化、变换、甲烷化等反应，最终转化为H2、CO、CO2和少量残余的 CH4，其中 H2是本装置的目的产物。而CO 再通过后面的变换反应继续与水蒸汽反应生成 CO2和 H2。

烃类的蒸汽转化反应如下：

CnHm+2+nH2O(蒸汽)=nCO+(n+m/2)H2 －Q

CH4+H2O(蒸汽)=CO+3H2 －206000KJ/Kmol

CO+H2O(蒸汽)=CO2+H2 +41200KJ/Kmol

转化炉内进行的烃类蒸汽转化反应是很复杂的，这些反应构成了一个极复杂的平行、顺序反应体系。为了充分发挥转化催化剂的活性，并获得较高的氢收率，转化床层一般装填有两种不同性能的催化剂。上段催化剂使用含有一定碱金属的抗结炭助剂，具有较好的低温活性及抗积炭性能，下段床层催化剂具有较高的转化活性，但抗结炭性能差。整个催化剂床层是 480～950℃的变温床层，在生产中一旦烃类在上层不能裂解转化为小分子烃类，进入下段床层就会造成下段催化剂的结炭，这种高温结炭在不具有消炭功能的下段催化剂中发生，会使催化剂快速失活影响生产。所以在生产中严禁在炉入口温度不具备进料的情况下，使烃类进入床层，危害催化剂。转化催化剂主要活性组分为单质 Ni，由于新鲜催化剂提供的是氧化态组分，在使用前必须进行还原，使 NiO 还原成具有活性的单质 Ni。在正常生产中也应尽量保证催化剂在一定的还原气氛中，以免催化剂被钝化而失去活性。在事故状态下催化剂一旦被氧化，就必须对催化剂进行还原才能组织进料，天然条件下的还原介质一般用H2。（2）结碳

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结炭是转化过程中的必然反应，当结炭反应速度大于消炭反应速度时，转化催化剂就会积炭。 积炭是转化过程常见且危害最大的事故，表现为床层差压增大、炉管出现花斑、红管、出口芳烃含量增高、甲烷含量升高等。一般情况由水碳比失调、负荷增加、原料变重、催化剂中毒或钝化、局部过热、反应温度和压力大幅度波动等原因造成。具体表现为：

当操作不当或设备出现故障引起水碳比失调而导致热力学积炭时，会引起严重后果，常使催化剂粉碎和床层阻力增加，被迫更换催化剂。系统压力波动会引起反应瞬时空速增大导致积炭；原料净化不合格使催化剂中毒而活性下降，使重质烃下移至高温的下段催化剂而积炭；催化剂还原不好或被氧化也会引起同样的后果；负荷过大，在一定温度条件下使烃类分压增加，容易产生裂解积炭。原料指标超标，既芳烃含量过高、烯烃过高、比重过大、干点过高或馏程分布不合理等使结炭速度加快，打破结炭—消炭平衡，引起转化催化剂积炭；晃电或紧急停工过程中，转化系统处理不及时，进料未能按顺序切除，使催化剂得不到有效的保护，引起烃类在转化催化剂上积炭；原料气切换过程中，导致原料脉冲进料，瞬间大量烃类进入转化引起积炭；蒸汽压力波动，使水碳比调节紊乱，造成烃类脉冲进料，导致积炭；另外，计量表不准确或失灵，导致进料不准，引起水碳比小于正常值，也会造成转化过程积炭。

转化炉管阻力增加、壁温升高、催化剂活性下降等现象几乎都是积炭引起，积炭是蒸汽转化过程中最主要的危险，因此，操作过程中严格控制工艺条件，为保证催化剂活性，就要有一定量的水蒸汽来消炭。正常生产时，要求转化进料始终保持一定的水碳比，使消炭速度大于结炭速度，避免催化剂上炭的沉积，同时也要求在催化剂床层中，只要有烃类存在就不允许中断蒸汽，一旦转化配汽中断，瞬间就会使催化剂造成不可挽回的热力学积炭。为防止积炭，严格控制水碳比不低于设计值，并注意防止负荷波动或脉冲进料、原料变重、蒸汽压力下降等原因引起的实际水碳比下降；要严格控制脱硫系统的工艺条件，保证原料中的毒物含量在设计指标以下，防止催化剂中毒失活；要防止催化剂床层长期在超过设计温度分布下运行，以免引起镍晶粒长大使催化剂活性下降；要保持转化炉管上部催化剂始终处于还原气氛，以保证上部催化剂有足够的活性，防止重烃下移。催化剂的失活会引起结炭，而结炭又会导致催化剂进一步失活，最后引起严重后果。

（4）烧碳

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蒸汽转化过程中，积炭是影响催化剂活性最主要的因素，炭能堵塞催化剂孔道，掩盖活性中心，另外，炭是不良导热体，积炭会使炉管局部过热而出现花斑和红管。发现积炭就应及时烧炭，烧炭是催化剂恢复活性的一种再生方法。当催化剂轻微积炭时，可采用还原气氛下蒸汽烧炭的方法，即降低负荷至正常负荷的30%左右，增大水碳比至7.0左右，配入还原性气体至水氢比 10 左右，控制正常时的操作温度，以达到消除积炭的目的，同时可以保持催化剂的还原态；当积炭较严重时，可切除原料用蒸汽单独烧炭，也可循环烧炭。循环烧炭时，蒸汽量为正常操作时的 30%～40%，压力为2.0MPa（g）左右，严格控制温度，一般控制温度低于运行时温度，每一小时分析一次出口尾气CO2浓度，当浓度稳定后，烧炭结束，重新配氢还原。 当重度积炭时，应先在还原气氛下烧炭后再在氧化状态下烧炭。由于突然中断蒸汽及其它突发事故导致催化剂床层严重积炭，这时积炭遍及整个催化剂床层，不但催化剂表面积炭严重，而且催化剂孔内及空间也发生了严重积炭。出现这种现象不能采用蒸汽烧炭的方法处理，以免造成催化剂因消炭反应过快而破碎。要采用蒸汽——氢气气氛下缓和烧炭的方法缓慢进行：在切除原料的同时，将氢气引入系统，建立循环，调整蒸汽量为满负荷的30～50％，H2O/H2＜7.0，维持正常操作温度，定时分析循环气中 CO2，当不再增加并稳定一段时间后再进行蒸汽烧炭。

催化剂经过蒸汽烧炭再生后，需要重新还原，即调整转化床层的温度达到还原时的温度，按原始开车时的还原方法即可得到充分的还原；重新还原时，要保持还原操作的温度达到钝化时的温度才能使被钝化的催化剂得到充分还原。故一旦处于氧化气氛应及时适当降低炉温，防止催化剂高温氧化后难以还原。在还原时，床层顶部低温处的催化剂在较低的氢气分压下即可还原，但为了保证转化炉管内的高温段催化剂的充分还原，必须控制 H2O/H2≤7.0。

烧炭结束后，需重新还原方可投料。经烧炭处理仍不能恢复正常操作时，则应更换催化剂。因事故发生严重的热力学结炭，转化炉管完全堵塞时，则无法进行烧炭，只有更换催化剂。

（5）影响因素

1）温度

转化反应是强吸热反应，提高温度对反应有利，但要考虑炉管的承受能力。一般控制炉膛温度不大于 1000℃。本装置转化炉入口温度 480～530℃，出口温度≯700℃2）压力

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转化反应是体积增大的反应，增大反应压力对反应不利。工业氢气一般用于高压的化工过程，从总体节能考虑，转化工艺一般都在加压下进行。本装置转化炉入口压力为为 2.4-2.8MPa。

3）水碳比

水碳比是用来表示制氢转化炉操作条件的一个术语，是指转化进料中水(蒸汽)分子的总数和碳原子总数的比值。写为 H2O/C。水碳比是烃类转化过程中最敏感的工艺参数，因此，正常生产时，要求转化进料始终保持一定的水碳比，使消炭速度大于结炭速度，避免催化剂上炭的沉积，同时也要求在催化剂床层中，只要有烃类存在就不允许中断蒸汽，一旦转化配汽中断，瞬间就会使催化剂造成不可挽回的热力学积炭。生产中，提高水碳比可以减少催化剂的结碳，降低床层出口的残余甲烷，对转化反应是非常有利的；但是提高水碳比不仅增加了能耗，也会在催化剂表面存在着烃类和水蒸汽的竞争吸附，因此过高的水碳比对转化反应速度反而不利。所以在生产中只能根据具体的工艺装置确定合适的水碳比。本装置水碳比控制在 3.5～5.0。

4）空速

一般用液体体积空速或碳空速来表示转化负荷，空速越大，原料在转化催化剂床层停留的时间越短，反应深度越差，转化炉出口残余甲烷升高，转化催化剂结碳增加。本装置的碳空速采用 1000h

-1。

1.5 中温变换

（1）原理

原料烃经水蒸汽转化后的转化气中含有≤13%(V)的 CO，变换工序的任务是使这部分CO 在催化剂作用下，与水蒸汽反应生成 CO2和 H2,一方面增加了氢气产量，提高了原料的利用率，同时又除去了下游加氢装置的毒物 CO,中变反应器出口气中CO 浓度小于3％（V）,CO 转化率在 80％左右。反应机理为：

CO+H2O（汽）→CO2+H2 + 41200KJ/Kgmol

变换反应是可逆、放热反应，低温时平衡常数大，反应速度慢；温度升高，平衡常数较小，但反应速度加快。考虑到生产负荷及设备投资,本装置只设置中变反应器。中温变换催化剂主要活性组分为氧化铁/氧化铬，Fe2O3/Cr2O3为主体，CuO 为助剂，中温变换催化剂的主要活性组分为 Fe3O4，而新催化剂是以Fe2O3形式提供，故在使用前必须对催化剂进行还原。用 H2将 Fe2O3还原成 Fe3O4，同时要防止催化剂还原过度，所以在还原及正常使用中一定要配一定量的水蒸汽，一般要求H2O/H2＞0.2。由于催化剂还原

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为放热反应，还原初期配 H2要缓慢增加并适当控制入口温度，防止反应速度过快，造成催化剂床层飞温；还原后期为保证还原完全要求氢浓度大于60％（V）。（2）影响因素

1）温度

变换反应是一个可逆、放热反应，温度低，反应平衡常数大，CO 转化率高。如果提高温度，反应平衡常数就变小，CO 转化就不完全。所以为了提高CO 的转化率，宜采用较低的反应温度。但温度低，反应速度慢，达到化学平衡的时间长。在实际生产中，只要能达到工艺指标(出口 CO 低于某一浓度)，就尽可能降低操作温度。中变入口操作温度一般采用 310～350℃。

2）压力

变换反应是等分子的可逆反应，压力变化时对反应平衡没有影响，但压力增加，可以加快反应。在生产过程中，压力由前部系统压力决定。3）空速

空速反映了装置的处理能力，但是空速受到反应速度的制约。在正常生产当中，装置的处理能力是由实际需要而定的。本装置设计的中变反应器的空速为500-3000h-1。4）水气比（H2O/CO）

从平衡关系可知，水气比增大，则平衡变换提高，但水气比增大也带来蒸汽用量大，燃料耗量多，变换率提高不明显，生产不经济等问题。

1.6 变压吸附（PSA 净化工艺）

（1）吸附基本概念

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、物理吸附。

化学吸附是指吸附剂与吸附质间发生有化学反应，并在吸附剂表面生成化合物的吸附过程。其吸附过程一般进行的很慢，且解吸过程非常困难。活性吸附是指吸附剂与吸附质间生成有表面络合物的吸附过程。其解吸过程一般也较困难。

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毛细管凝缩是指固体吸附剂在吸附蒸汽时，在吸附剂孔隙内发生的凝结现象。一般需加热才能完全再生。

物理吸附是指依靠吸附剂与吸附质分子间的分子力（即范德华力）进行的吸附。其特点是：吸附过程中没有化学反应，吸附过程进行的极快，参与吸附的各相物质间的平衡在瞬间即可完成，并且这种吸附是完全可逆的。在实际工业应用中，吸附分离一般分为变压吸附和变温吸附两大类。从吸附剂的吸附等温线可以看出，吸附剂在高压下对杂质的吸附容量大，低压下吸附容量小。同时从吸附剂的吸附等压线我们也可以看到，在同一压力下吸附剂在低温下吸附容量大，高温下吸附容量小。利用吸附剂的前一性质进行的吸附分离称为变压吸附(PSA)，利用吸附剂的后一性质进行的吸附分离就称为变温吸附(TSA)。

本装置的流程为变压吸附(PSA)流程。PSA 的吸附主要为物理吸附。变压吸附的基本原理是利用吸附剂对气体的吸附具有选择性，即不同的气体（吸附质）在吸附剂上的吸附量有差异和一种特定的气体在吸附剂上的吸附量随压力变化而变化的特性，实现气体混合物的分离和吸附剂的再生。

变压吸附提纯氢技术就是根据这些特性，在吸附剂选择吸附的条件下加压吸附原料气中的甲烷、高烃等组分，而氢气等不易吸附的组分则通过吸附床层由吸附器顶部排出，从而实现气体混合物的分离，再通过降低吸附床的压力使被吸附的杂质组分脱附解吸，使吸附剂得到再生。

吸附器内的吸附剂对不同组分的吸附是定量的，当吸附剂对杂质组份的吸附达到一定量后，杂质组份从吸附剂上能有效地解吸，使吸附剂能重复使用时，吸附分离工艺才有实用意义。故每个吸附器在实际过程中必须经过吸附和再生阶段。对每个吸附器而言，吸附过程是间歇的，必须采用多个吸附器循环操作才能连续制取产品氢气。多床变压吸附的意义在于：保证在任何时刻都有相同数量的吸附器处于吸附状态，使产品氢气能连续稳定地输出；保证适当的均压次数，使产品氢气有较高的回收率。同时采用先进的“顺放缓冲罐”的生产工艺，尽可能降低杂质组分的分压，有效地使吸附床实现最大限度的再生。为了确保变压吸附装置长周期稳定运行，保证在个别阀门或设备出现故障时，装置能维持生产在线进行检修，故障消除后能迅速恢复正常生产。本装置采用 10-2-4/P 运行方式为主的工艺流程，即有 10 个吸附器，其中始终有2 个吸附器处于不同的吸附阶段，实现 4 次压力均衡过程。当与某一吸附床相连的程控阀或控制阀门开关的元件出现故障时，可根据对产品气的要求情况，自动（或人为）地转换为

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9-2-4/P、8-1-3/P 等运行方式，达到真正不停产检修的目的，从而大大增加了装置长期稳定运行的可靠性。

（2）变压吸附工艺原理

变压吸附技术是以吸附剂(多孔固体物质)内部表面对气体分子的物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下易吸附高沸点组份、不易吸附低沸点组份和高压下吸附量增加(吸附组份)、减压下吸附量减小(解吸组份)的特性。将原料气在高的压力下通过吸附剂床层，相对于氢的高沸点杂质组份被选择性吸附，低沸点组份的氢不易吸附而通过吸附剂床层，达到氢和杂质组份的分离。然后在减压下解吸被吸附的杂质组份使吸附剂获得再生，以利于下一次再次进行吸附分离杂质。这种高压下吸附杂质提纯氢气、减压下解吸杂质使吸附剂再生的循环便是变压吸附过程。

来自造气单元的气体、进入界区后，自塔底进入吸附塔中正处于吸附工况的塔，在其中吸附剂的选择吸附下，一次性除去氢以外的几乎所有杂质，获得纯度大于99.99%的产品氢气，经压力调节系统稳压后送出装置给高压加氢装置。当吸附剂吸附饱和后，通过程控阀门切换至其它吸附塔，吸附饱和的塔则转入再生过程。在工业变压吸附(PSA)工艺中，吸附剂通常都是在常温和较高压力下，将混合气体中的易吸附组分吸附，不易吸附的组分从床层的一端流出，然后降低吸附剂床层的压力，使被吸附的组分脱附出来，从床层的另一端排出，从而实现了气体的分离与净化，同时也使吸附剂得到了再生。

但在通常的 PSA 工艺中，吸附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”以降低被吸附杂质的分压，将较难解吸的杂质置换出来，其优点是常压下即可完成，但缺点是会多损失部分产品气；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。PSA 工艺的优点是再生效果好，产品收率高，但缺点是需要增加真空泵，装置能耗相对较高。在实际应用过程中，究竟采用以上何种工艺，主要视原料气的组成条件、流量、产品纯度、吸附压力及收率要求以及工厂的资金和场地等情况而决定。

本装置采用冲洗方式对吸附剂进行再生。再生过程产生的解吸气经调节阀调节混合后稳定地送往转化炉火嘴，用作燃料气烧掉。相对减少燃料气的消耗。（3）吸附剂及其吸附特性

工业 PSA 制氢装置所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

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氧化铝、活性炭、硅胶、铜吸附剂和分子筛。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。在制氢中常见的几类吸附剂的特性如下：

1）活性氧化铝类吸附剂

活性氧化率类吸附剂对 H2O 均有很高的吸附能力，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）硅胶类吸附剂

硅胶类吸附剂属于一种高空隙率的无定型二氧化硅，化学特性为惰性，无毒、无腐蚀性.通常可装于吸附塔中上部，主要用于吸附水分、CO2和烃类。3）活性碳类吸附剂

活性碳类吸附剂是吸附剂以煤为原料，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。装填于吸附塔中下部主要用于脱除 CO2和部分甲烷组分。4）分子筛类吸附剂

分子筛类吸附剂为一种具有立方体骨架结构的硅铝酸盐，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空隙分布，其有效孔径一般为0.5nm。分子筛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，通常装填于吸附塔的上部，用于脱除甲烷、CO、氮气等组份，保证最终的产品纯度。由于不同的吸附剂材料对不同的气体组份有特定的结合能力，因此，吸附床层往往设计成多层的不同吸附剂混合装填模式，以达到将氢从不同气体的混合物中分离出来的目的。

4）吸附剂的处理

几乎所有的吸附剂都是吸水的，特别是分子筛类吸附剂具有极强的亲水性，如与水接触，产生的吸附热可能使吸附剂变得很热，会烧伤与之接触的皮肤，因而在吸附剂的保管和运输过程中应特别注意防潮和包装的完整性，如果受潮，还必须对吸附剂作活化处理才能保证其性能。

对于用过的吸附剂不宜长期贮存，因为可能有化学反应和吸附的气体的进一步脱附。废弃的吸附剂，一般采用深埋或回收处理。但应注意：在卸取吸附剂时，必须先用氮气进行置换以确保塔内无有毒或爆炸性气体，吹扫最好用热的氮气（100℃），因为

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它比其它较凉的气体更有效。在正常使用情况下，PSA 工段的吸附剂一般是和装置同寿命的。本装置吸附剂设计使用寿命为 10 年。

5）吸附力

在物理吸附中，各种吸附剂对气体分子之所以有吸附能力是由于处于气、固相分界面上的气体分子的特殊形态。一般来说，只处于气相中的气体分子所受的来自各方向的分子吸引力是相同的，气体分子处于自由运动状态；而当气体分子运动到气、固相分界面时(即撞击到吸附剂表面时)，气体分子将同时受到固相、和气相中分子的引力，其中来自固相分子的引力更大，当气体分子的分子动能不足以克服这种分子引力时，气体分子就会被吸附在固体吸附剂的表面。被吸附在固体吸附剂表面的气体分子又被称为吸附相，其分子密度远大于气相，一般可接近于液态的密度。固体吸附剂表面分子对吸附相中气体分子的吸引力可由以下的公式来描述：分子引力 F=C1/rm-C2/rn (m＞n)

其中：C1 表示引力常数，与分子的大小、结构有关C2 表示电磁力常数，主要与分子的极性和瞬时偶极矩有关r 表示分子间距离

因而对于不同的气体组分，由于其分子的大小、结构、极性等性质各不相同，吸附剂对其吸附的能力和吸附容量也就各不相同。PSA 制氢装置所利用的就是吸附剂的这一特性。

下图为不同组分在分子筛上的吸附强弱顺序示意图

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组分 吸附能力氦气 ☆ 弱氢气 ☆

氧气 ☆☆

氩气 ☆☆

氮气 ☆☆☆

CO ☆☆☆

甲烷 ☆☆☆☆

二氧化碳 ☆☆☆☆☆☆

乙烷 ☆☆☆☆☆☆

乙烯 ☆☆☆☆☆☆☆

丙烷 ☆☆☆☆☆☆☆

异丁烷 ☆☆☆☆☆☆☆☆

丙烯 ☆☆☆☆☆☆☆☆

B 戊烷 ☆☆☆☆☆☆☆☆

丁烯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆

硫化氢 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

硫醇 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

戊烯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

苯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

甲苯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

乙基苯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆

苯乙烯 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆水 ☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆☆强6）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

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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。对于物理吸附而言，动态吸附平衡很快就能完成，并且在一定的温度和压力下，对于相同的吸附剂和吸附质，平衡吸附量是一个定值。

由于压力越高单位时间内撞击到吸附剂表面的气体分子数越多，因而压力越高平衡吸附容量也就越大；由于温度越高气体分子的动能越大，能被吸附剂表面分子引力束缚的分子就越少，因而温度越高平衡吸附容量也就越小。

通常用不同温度下的吸附等温线来描述这一关系，如上图:

从上图的 B→A 和 C→D 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；从上图的 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。

本装置的 PSA 工作原理利用的是上图中吸附剂在 A-B 段的特性来实现气体的吸附与解吸的。吸附剂在常温高压(即 A 点)下大量吸附原料气中除氢以外的杂质组分，然后降低压力(到 B 点)使各种杂质得以解吸。

（4）工艺条件与装置处理能力的关系

1）原料气组成：

吸附塔的处理能力与原料气组成的关系很大。原料气中氢含量越高时，吸附塔的处理能力越大；原料气杂质含量（对本装置而言主要是 CO）越高，特别是净化要求高的有害杂质含量越高时，吸附塔的处理能力越小。

C

B

D

T

2

T

1

⊿Qtp

变压吸附 变

温

吸

附

温度 T2＞T1

⊿

P P

吸

附

量 ⊿

Qt

组分分压A

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2）原料气温度：

原料气温度越高，吸附剂的吸附量越小，吸附塔的处理能力越低。3）吸附压力：

原料气的压力越高，吸附剂的吸附量越大，吸附塔的处理能力越高。4）解吸压力：

解吸压力越低，吸附剂再生越彻底，吸附剂的动态吸附量越大，吸附塔的处理能力越高。

5）产品纯度：

产品纯度越高，吸附剂的有效利用率就越低，吸附塔的处理能力越低。（5）氢回收率的影响因素：

1）产品氢纯度

在原料气处理量不变的情况下，产品氢纯度越高，穿透进入产品氢中的杂质量越少，吸附剂利用率越低，每次再生时从吸附剂死空间中排出的氢气量越大，氢气回收率越低。2）吸附压力

在一定的范围内，吸附压力越高，吸附剂对各种杂质的动态吸附量越大。在原料气处理量和产品氢纯度不变的情况下，吸附循环周期越长，单位时间内解吸次数越少，氢气回收率越高。

3）冲洗过程

由于被吸附的大量杂质是通过用部分氢气的回流冲洗而解吸，故冲洗时间的长短、冲洗气量的大小、冲洗速度的快慢都将影响氢气的回收率。一般来讲，冲洗时间越长，冲洗过程越均匀，冲洗气量越大，吸附剂的再生越彻底，在纯度不变的情况下，吸附时间越长，氢气回收率越高。但是，由于本装置的冲洗气来自均压结束后的顺放过程，如需加大冲洗气量，则顺放过程压力降太大，将会引起部分杂质穿透，反而不利于冲洗。4）吸附时间(或吸附循环周期)

在原料气流量和其他工艺参数不变的条件下，延长吸附时间就意味着单位时间内的再生次数减少，再生过程损失的氢气也就越少，氢气回收率越高。但是，在同样条件下，吸附时间越长，进入吸附剂床层的杂质量越大，因吸附剂动态吸附量不变，故穿透进入产品氢的杂质量将增大，这势必会使产品氢纯度下降。由此可见，吸附时间的改变将同时影响产品氢的纯度和收率。

在 PSA 制氢装置的实际操作过程中，为了提高 PSA 装置运行的经济性，应在保证产

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品氢中杂质含量不超标的前提下，尽可能的延长吸附时间以提高氢气回收率。这是PSA装置吸附时间参数设定的基本原则。

综上所述，为了提高氢气回收率进而提高装置的经济效益，在原料气组成、流量以及温度一定的情况下应尽量提高吸附压力、降低解吸压力、延长吸附时间、降低产品纯度（在允许范围内）；

（6）产品氢纯度的影响因素

1）原料气流量

在气体工艺条件及工艺参数不变的条件下，原料气流量的变化对纯度的影响很大，原料气流量越大，每一循环周期内进入吸附塔的杂质量越大，杂质也就越容易穿透，产品氢纯度越低。相反，原料气流量减小，则有利于提高产品氢纯度。2）解吸再生条件

如前所述，在常压冲洗再生的情况下，一方面因要消耗部分产品气用于吸附剂再生，氢气回收率较低；另一方面，因吸附剂再生不彻底，吸附剂动态吸附量较小，因而若原料气流量不变，则产品氢纯度下降。与之相比，采用真空解吸再生时，吸附剂动态吸附量大，吸附剂再生彻底，不仅有利于提高氢气回收率，也提高了产品氢纯度。3）均压次数

原料气处理量和吸附循环周期不变，均压次数越多，均压过程的压力降越大，被吸附的杂质也就越容易穿透进入下一吸附塔并在吸附剂床层顶部被吸附，致使该塔在转入下一次吸附时杂质很容易被氢气带出，影响产品氢纯度。（7）PSA 吸附分离流程的主要工序

吸附工序――在一定温度、高压下原料气进入吸附床，吸附剂将杂质吸附，获得产品氢气。

减压工序――通过一次或多次的均压降压过程，将床层死空间氢气回收。顺放工序――通过顺向减压过程获得吸附剂再生的冲洗气源，即用于对其他塔进行吹扫。

逆放工序――逆着吸附方向减压使吸附剂获得部分再生冲洗工序――用产品氢冲洗降低杂质分压，使吸附剂完成最终的再生。升压工序――通过一次或多次的均压升压和产品气升压过程使吸附塔压力升至吸附压力，为下一次吸附作好准备

本装置单系列 PSA 由 10 台吸附塔、1 台水分离罐、1 台解吸气缓冲罐、1 台解吸气

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混合罐和一组程控阀组成。采用 10-2-4/P 操作工艺，即设10 台吸附塔，任何时候均有2 台吸附塔进料（处于吸附状态），其余 8 台经 4 次均压，顺放冲洗、低压解吸。每个塔均要依次经历吸附（A）第一次均压降(E1D)、第二次均压降(E2D)、第三次均压降(E3D)、第四次均压降(E4D)、顺放（PP）、逆放（D）、冲洗（P）、第四次均压升(E4R)、第三次均压升(E3R)、第二次均压升(E2R)、第一次均压升(E1R)、最终升压（FR）等步骤。原料气自下而上进入正处于吸附状态的吸附塔中，由其内部的吸附剂进行选择性的吸附，在吸附塔的顶部得到产品氢气，吸附塔通过逆放和冲洗步骤将被吸附的杂质解吸出来，得到的解吸气经解吸气缓冲罐和解吸气混合罐混合并稳压后送往转化炉火嘴做燃料。

（8）PSA 单元的特点

1）产品氢纯度高。

2）可以维持在较高压力下操作。

3）自动化程度高，工人操作劳动强度小。

4）操作灵活，抗事故能力强。

5）可靠性、灵活性好，开、停工方便。

6）单位原料产氢率较低。

（9）本装置 PSA 的优点

1）采用带一个顺放罐的 10-2-4/P 操作工艺，冲洗再生时间相对较长，解吸更加彻底。工艺简单、运行平稳可靠，产品气收率高，节省投资及占地。2）先进的单顺放罐的 10-2-4/P 工艺，冲洗流量稳定，不偏流，吸附剂再生效果好，尾气流量、热值、压力稳定，保证解吸气稳定输出。

3）采用自适应优化控制系统和多塔切换系统，实现装置全自动化操作，减少人为因素对装置操作的影响。

4）原料气压力、组成相对稳定，吸附时间可自动改变以保证产品气的质量。5）终充和顺放调节采用压力控制可保证装置在负荷变化时仍能优化、稳定运行。6）逆放过程随原料负荷变化自动调整，保证解吸气系统稳定。7）采用程控阀阀检与压力信号来准确判断程控阀故障，8） PSA 程控阀在高压和气流来回冲击大的部位采用第五代平板程控阀和第三代三偏心程控蝶阀相结合，启闭速度快、双向流通性好、密封性能好（ANSI 六级）、寿命长（大于 100 万次）阀位显示可靠、检修方便，可保证装置长期稳定运行。

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9）程序控制系统采用压缩空气驱动，介质的粘度受环境温度影响变化小，可保证一年四季程控阀的动作时间一致，控制系统简单、运行平缓、动作安全可靠、无环境污染。

第二节 原料与助剂

根据原料来源不同和毒物种类不同，进行脱毒。进入转化工段时，原料中的毒物脱除指标达到：

总硫：＜0.2ppm,总氯：＜0.2ppm,砷：＜5ppb,铅：＜5ppb

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1）原料油或天然气中烯烃

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＜0.1％(v)。

2）原料油中芳烃

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)。

3）原料油中环烷烃

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＜36％（V）。

4）原料油馏程

原料馏程中最主要的是终馏点指标，一般情况下，所用原料终馏点均小于210℃，大多数情况下小于 180℃。对于转化过程，要求馏程分布均匀，有些油品终馏点虽然不高，但轻组份很少，馏份均集中在较高馏出温度处，这种原料也不是好原料，容易造成裂解过程过于集中而引起积碳。

5）原料比重

制氢原料比重一般均小于 0.76，最好比重小于 0.74。比重越大，说明油品越重，转化过程中积碳趋势越大，对催化剂造成的损害越大，不利于装置的长周期安全运行。制氢原料的构成：本装置的原料为装置外来天然气为主，石脑油使用概率极低，故不做过多说明。

2、催化剂产品性能指标及使用条件

（1） LYT-701 天然气加氢催化剂的物化性质及使用条件项目 物化性质颜色及形状 浅灰色三叶草条形外形尺寸，mm φ2.0-3.0×2-8

侧压强度，N/cm ≥120

堆密度(g/ml) 0.60-0.75

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比表面积，m

2/g 3200

孔容，ml/g ≥0.35

MoO3含量(%) ≥10

CoO 含量(%) ≥2.5

NiO 含量(%) ≥1.5

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司项目 条件原料 天然气操作压力 1.0-5.0MPa

反应器入口温度 ≥250℃反应温度 250-400℃原料气中烯炷含量，％(v/v) ≤6.5

气体空速 500-1500h

_1生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司（2）LYT-310G 高温氧化锌脱硫剂物化性质及使用条件项目 物化性质规格/mm φ3.0〜5.0×5〜15

外观 黄白色条状堆密度/kg/l 0.90—1.1

侧压强度/N/ cm ≥60

比表面积，m

2/g ≥30

饱和硫容/% (m/m) ≥30 (350°C)

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司项目 使用条件使用压力/MPa 1.0-5.0

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使用空速/h

-l 500-3000

使用温度/℃ 200-400

原料气中硫化氢含量/ug/g ≤100

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司（3）LYT—610G 脱氯剂物化性质及使用条件

项目 物化性质规格/mm φ3.0〜5.0×5〜15

外观 白色条状物堆密度/kg/l 0.65—0.75

侧压强度/N/cm ≥40

比表面积，m

2/g ≥40

穿透氯容/% （m/m） ≥30

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司项目 使用条件使用压力/MPa 1.0-5.0

使用空速/h

-1 500-3000

使用温度/℃ 100-400

原料气中氯化氢含量/ug./g ≤50

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司（4）LYB—113 一氧化碳高（中）温变换催化剂物化性质及使用条件项目 物化性质规格/mm φ9.0—9.5×5—8

外观 黑褐色圆柱体堆密度/kg. l

-1 1.35—1.45

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平均径向抗压强度/N. cm

-1 ≥140

比表面积，m

2/g ≥40

Fe203 % (m/m) ≥83

Cr203 % (m/m) 8—10

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司项目 使用条件使用压力/MPa 1.0-8.0

使用空速/h

-1 500-3000

使用温度/℃ 300-480

CO 含量/% (v) ≤13%

生产厂家 淄博鲁源工业催化剂有限公司（5）转化催化剂使用条件

催化剂 Z417 Z418

形状 浅黑色四孔圆柱 浅灰（绿）色四孔圆柱尺寸

长度 mm

外径

内径×孔数

8.0～10.0

16

4×4

15.0～17.0

16

4×4

堆积密度，Kg/L 0.95～1.10 0.90～1.05

径向破碎强度，N/颗 ≥200 ≥300

活性组分 NiO, %(wt) ≥16 ≥10

载体 复杂混合物 铝酸钙装填方式 布袋法（严格按装填方案）布袋法（严格按装填方案）使用温度，℃ 450～800 600～950

水碳比，mol/mol 2.8～5.5 2.8～5.5

碳空速，h-1 500～1500 500～1500

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生产厂家

山东齐鲁科力化工研究院

股份有限公司

山东齐鲁科力化工研究院股份有限公司（6）PSA 吸附剂使用条件

催化剂名称 型号或规格CNA-198 Ф1.6-2.5 球状CNA-618B Ф1.42 球状CNA-218 Ф2-5 球状CNA-421 Ф3-5 球状生产厂家 西南化工研究设计院有限公司第三节 工艺流程简述

3.1 原料气部分

来自装置外天然气进入原料预热炉（F-2001），预热至一定温度进入脱硫部分。3.2 加氢、脱硫部分

装置界区外来天然气的引入装置后，预热后的原料气经过后进入加氢反应器R-2001进行反应，使原料中的烯烃在催化剂的作用下加氢饱和，使有机硫转化为无机硫，有机

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氯转化为无机氯。R-2001 入口温度由 TI-2004 进行控制。如果只用天然气作原料，加氢后的原料气通过两个脱硫反应器 R-2002/AB 中顶层催化剂氧化铝将原料中氯吸收，将其含量降至 0.2ppm(V)以下，然后再经深度脱硫后控制含硫在0.2 ppm (V)以下进入转化部分。本装置的两个脱硫反应器 R-2002/AB 可以串联也可以并联使用，这样不仅可确保装置在持续生产时任意更换某一反应器的脱硫剂，也使得吸收硫化氢的脱硫剂达到最大饱和度，最终达到节约催化剂的效果。

3.3 转化部分

精制后的原料气在进入转化炉（F-2002）之前，按一定的水碳比3.5～5.0 与3.5MPa的水蒸气混合，再进转化炉对流段预热段预热到 500～540℃，由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸气发生复杂的转化反应，整个反应过程表现为强吸热过程，反应所需的热量由转化炉燃烧气及解析气提供。出转化炉的高温转化气经转化蒸汽发生器（E-2001）发生中压蒸汽后，温度降至310～350℃进入中温变换部分。

3.4 中温变换部分

转化炉 F-2002 出来的高温转化气首先进入到配备防止腐蚀和硅石流失的难熔管道式集合管中汇集，而后进入到转化器蒸汽发生器管程与壳程锅炉水换热发生3.5MPa（G）的中压蒸汽，而转化气进入中温变换反应器，在催化剂的作用下，转化气中的CO与水蒸汽在铜助氧化铁/氧化铬催化剂的催化作用下进一步反应生成CO2和H2，出口中变气中CO 含量被降到 3%（V）以下，由于变换反应是放热反应，所以R-2003 出口气体温度会升。变换气进入锅炉给水第一、第二预热器管程预热壳程的锅炉给水后降温分水，再通过除盐水预热器和除氧用蒸汽发生器管程预热壳程的除氧器给水（直接由装置外来除盐水）和除氧器的除氧水换热后进入分水罐分液，分液后的变换气从分水罐顶出来进入空冷 A-2001 将温度后进入中变气水冷器壳程，用循环水继续降温在到D-2006 分液。分液后的中变气从分水罐顶出来进入 PSA 单元提纯氢气。

3.5 PSA 部分

来自产气系统的中变气先进入气液分离器，除去原料气中可能夹带的液体，再经流量计计量后，进入由 10 台吸附塔及一系列程序控制阀组成的变压吸附系统。变压吸附系统采用 10 塔操作，2 塔进料、4 次均压、顺放冲洗、降压解吸的操作工艺（简称 10-2-4/P 工艺）。原料气自下而上进入 2 台正处于吸附状态的吸附塔中，由其内部的吸附剂进行选择性的吸附，杂质组分被吸附，而未被吸附的氢气在吸附压力下

制加氢车间制氢工艺技术操作规程第 25 页 共 265 页

从吸附塔顶部流出，获得产品氢气。大部分 CO2、CH4、CO 等组分被吸附在吸附剂上，通过减压，使被吸附的 CO2、CH4、CO 等从吸附剂上脱附，即得到解吸气，同时使吸附剂得到再生。其它 8 个吸附塔分别进行其它步骤的操作，10 个吸附塔交替循环操作，时间上互相交错，从此达到原料气连续不断地输入，产品氢气连续不断地输出的目的。变压吸附的各个步骤由计算机控制完成。

从吸附塔顶部出来的产品氢气经流量计计量，再经调节阀稳压后连续稳定地送出界外。调节阀控制产品氢的吸附压力。

变压吸附系统的解吸气来自吸附塔的逆放和冲洗阶段。均压步骤结束后吸附塔进行顺放冲洗步骤，顺放气经过程控阀进入顺放罐缓冲，再经调节阀调压后对吸附塔进行冲洗，冲洗后的废气作为解吸气进入解吸气混合罐。在逆放步骤时，逆放初期压力较高的解吸气进入解吸气缓冲罐缓冲，再经调节阀调压后进入解吸气混合罐；逆放后期压力较低的解吸气则经调节阀调压后直接进入解吸气混合罐。混合后的解吸气经过解吸气混合器后连续稳定地送入转化炉燃烧。

根据本装置时序设置，在正常工作中任一时刻总有 2 吸附器处于吸附步骤，由吸附器入口端通入原料气，在其出口端获得产品氢气。每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)，第 1 级压力均衡降(E1D)，第 2 级压力均衡降(E2D)，第3 级压力均衡降(E3D)，第 4 级压力均衡降(E4D)，顺放(PP)，逆放(D)，冲洗(P)，第4 级压力均衡升(E4R)，第3级压力均衡升(E3R)，第2级压力均衡升(E2R)，第1级压力均衡升(E1R)，最终升压(FR)。顺放的气体先进入解析气缓冲罐。逆放步骤排出吸附器中吸留的部分杂质组分，剩余的大部分杂质通过冲洗步骤进一步完全解吸。

产品氢气经流量计计量，压力调节阀稳压后送出界外。本装置解吸气系统由 1 台解吸气缓冲罐、1 台解吸气混合罐以及5 台调节阀组成。逆放步骤分两段进行，逆放初始压力较高部分的气体进入解吸气缓冲罐，经其缓冲通过其后压力调节阀调压后进解吸气混合罐；逆放后期压力较低部分以及其后续冲洗步骤排放的气体由流量调节阀限流后进入解吸气混合罐，逆放前后期与冲洗气在解吸气混合罐混合、缓冲后，再经解吸气混合器送入转化炉火嘴燃烧使。变换气在 PSA 单元中经物理吸附,引出产品氢气供给氢气管网，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，连续供作转化炉燃料燃烧。3.6 热回收及产汽系统

在转化炉前引入的工艺蒸汽，一部分参与转化，变换生成H2、CO、CO2另外一部分

制加氢车间制氢工艺技术操作规程第 26 页 共 265 页

则在交换过程中被冷凝，并在中变气分水罐被分离出来。中变气四个分水罐将水相继冷却分离后送入酸性水汽提塔中上部。工艺冷凝水经汽提塔除去微量的CO2杂质后的净化水由塔底泵送入除氧器或界区外回收利用。

自装置外来的除盐水经调节阀调节后经除盐水预热器预热，然后与酸性水汽提塔底泵来的净化水混合一并进入除氧器（如果除氧器回用酸性水），用蒸汽的流量来控制除氧水的温度（或者中变气蒸汽发生器 E-2010 产汽控制温度）。除氧水经过锅炉给水泵升压后送至中压产汽系统。

来自中压锅炉给水泵的除氧水经过锅炉给水第一预热器，锅炉给水第二预热器预热至饱和温度后进入中压汽水分离器中，饱和水通过自然循环的方式进入转化炉第二对流室及转化气蒸汽发生器发生饱和蒸汽。

3.7 加药系统及排污系统

本装置设置了加药系统处理汽包中的水垢锈渍、水中杂质，加药为磷酸三钠。用来自系统管网的除盐水溶解。然后用加药泵把溶液送至中压汽水分离器D-2008 中进行防腐除垢。（该系统适时使用，当水质较高时不使用，如：大汽包水硅酸根＜2000ug/l）为了减少系统的热损失和保护环境，系统还设置了排污水箱。污水的主要来源是汽包连续排污、间断排污、蒸汽发生器底部排污以及在事故状态下为保证汽包安全运行的紧急放水等。中压汽包 D-2008 的连续排污水直接排至水箱收集，冷却后用泵送至污水处理厂。

3.8 公用介质部分

（1）蒸汽

本装置自产的约 3.5MPa（G）饱和中压蒸汽从产汽系统出来，进入在转化炉对流段的蒸汽过热器中被高温转化烟气过热到 400℃左右后经稳压，进入转化炉辐射段与脱硫后原料气发生转化反应，副产部分蒸汽送 1.0MPa 管网。

（2）氮气

界区外来的低压氮气一路去往 R-2001、R-2002、R-2003 处用做吹扫置换气源；一路去往两列的 PSA 单元用于开停工过程中的各吸附塔和管线的充压、气密、吹扫置换气源。

（3）净化风

净化风从装置外来，经净化风分液罐脱水后，一路去给气动调节阀作为气源；一路去 PSA 气动程控阀提供动力。

制加氢车间制氢工艺技术操作规程第 27 页 共 265 页

（4）燃料气

制氢装置燃料气由 PSA 解析气和管网燃料气两部分混合组成。使用原则是尽量使用PSA 解析气，当 PSA 解析气不够时再补充管网燃料气去长明灯燃烧。PSA 解析气自 PSA 混合气罐来进转化炉的主火嘴。

第28页第四节主要操作4.1 主要操作指标

操作指标

项目位号单位转化气甲烷含量-%(v/v)中变气CO 含量-%(v/v)大汽包水PH 值-大汽包水PO4

3-含量-mg/L水碳比-R2001 床层温度TI-2017℃转化炉出口温度TI-2008℃转化炉炉膛最高温度TIA-2031℃转化炉炉膛温差℃转化炉炉膛负压PI-2021Pa燃料气如转化炉压力PISA-2015MPa转化炉氧含量AIS-2003%中变器入口温度TIA-2041℃

加氢装置工艺技术操作规程 页 共 265 页

作指标及产品质量指标

指标

报警值联锁值低低报 低报 高报高高报 ≯6.0 / / / / / ≯3.0 / / / / / 9～12 / / / / / ＜15 / / / / / 3.5～5.0 / / / / / 300～400 / / / / / ≯700 / / / / / ≯1000 / / 1010 / / ≯120 / / / / / -50～-200 / / / / / 0.35～0.55 / 0.25 0.6 / 0.1 10～14 / 9 / / / 310～350 / 290 360 / /

第29页中变床层最高温度TI-2040℃除氧水温度TI-2050℃除氧器液位LIA-2009%大汽包液位LIA-2011%大汽包压力PIA-2026MPa过热蒸汽温度TI-2051℃过热蒸汽压力PI-2018MPa四分液位LIA-2007%中变气入PSA 温度TIA-2001AB℃中变气入PSA 压力PIA-2006MPaPSA 吸附压力PIA-2102MPa

加氢装置工艺技术操作规程 页 共 265 页

≯430 / / / / / 90～110 / / / / / 40～60 30 35 80 / / 40～55 / 30 70 / / ≯4.0 / 3.0 4.1 / / 380～420 / / / / / ≯3.8 / / / / / 10-30 / 5 50 / / ≯50 / / 48 / 50 2.0～2.4 / 1.9 2.5 / / 2.0～2.4 / 1.9 2.5 / /

制氢装置工艺技术操作规程第 30 页 共 265 页

报警附件：

压力：

位号 低报 MPa 低低报 MPa 高报MPa 高高报MPaPIA-2010 - - 3 -

PIA-2013 - - 3 -

PIA-2011 - - 3 -

PIA-2026 2.5 - 3.6 -

PIA-2016 - - - -

PIA-2105 - - 90（KPa）-

PIA-2008 2 - 4 -

PIA-2006 1.9 2.5

PVA-2007 - - - -

PIA-2108 0.55 - - -

PIA-2101 - - 2.6 -

PIA-2103 - - - -

PIA-2104 - - - -

PIA-3108 - - 0.65 -温度：

位号 低报 ℃ 低低报 ℃ 高报℃高高报℃TIA-2030 450 - 600 -TIA-2042 30 - 450 -TIA-2016 - - 400 -液位

位号 低报 % 低低报 % 高报% 高高报%AIS-2004 1 - 15 -

LIAS-2012 30 - 70 -

LIA-2005 20 - 80 -

LIA-2006 20 - 80 -

制氢装置工艺技术操作规程第 31 页 共 265 页

LIA-2007 20 - 80 -

LIA-2008 10 - 80 -

LIA-2009 35 30 80 -

LIA-2101 - - 20 -

LIA-2004 20 - 80 - 4.2 PSA 操作指标

1 吸附器运行工艺步骤压力及时序（以 F 塔为例）

制氢装置工艺技术操作规程第 32 页 共 265 页

运行顺序

压力变化范围

值（MPa）

对应

关系

运行顺序

压力变化范围值（MPa）动作阀门KV-210*吸附 1、2吸附 终充 HV2101、5一均降 2.241-1.828 一均升 5、5二均降 1.828-1.300 二均升 7、7三均降 1.300-0.932 三均升 7、7四均降 0.932-0.411 四均升 8、8顺放一 0.411-0.340 冲洗一

4、HV2102、4、3、HV2104顺放二 0.340-0.238 冲洗二

4、HV2102、9、6、3 、HV2104顺放三 0.238-0.187 冲洗三

6 、HV21036、3、HV2104逆放一 0.187-0.102 逆放二 3、10 、HV2104逆放二 0.102-0.044 逆放一 3、HV2104冲洗三 0.044-0.048 顺放三

HV2104、3、6、HV2103、6冲洗二 0.048-0.047 顺放二

HV2104、3、6、9、HV2102、4冲洗一 0.047-0.0430 顺放一

HV2104、3、4、HV2102、4四均升 0.0430-0.402 四均降 8三均升 0.402-0.820 三均降 7二均升 0.820-1.287 二均降 7一均升 1.287-1.832 一均降 5终充 1.832-2.236 HV2101、5吸附 2.236-2.261 1、22 主要工艺设备的操作指标

序号 设备名称

操作温度

℃

操作压力MPa

介质1 原料气分液罐 ≯50 2.0～2.4 原料气

制氢装置工艺技术操作规程第 33 页 共 265 页

2 吸附塔 ≯50 2.0～2.4 原料气5 解吸气缓冲罐 ≯50 0.03～0.1 解吸气6 解吸气混合罐 ≯50 0.03～0.1 解吸气注：间断操作为的设备流量为每一次进料。

3 环保指标

环保控制指标

颗粒物 mg/Nm3 ≤20

二氧化硫 mg/Nm3 ≤100氮氧化物 mg/Nm3 ≤150

制氢装置工艺技术操作规程第 34 页 共 265 页

第五节 工艺介质分析

序号 分析名称 分析次数 分析项目 控制指标备注1 天然气气体组成 实时

CH4、H2S、CL

-、烯烃含量等CH4%含量＞98

色谱分析SH/T0230-922 经氧化锌脱硫后 实时

H2S、CL

- ＜0.5ppm

电量法SH/T0253-923 中变气组成 每天/三次

CH4、H2、CO、CO2、氮气H2%含量＞70

色谱分析SH/T0230-924 转化气组成 实时

CH4、H2、CO、CO2、氮气CH4%含量＜6

色谱分析SH/T0230-925 氢气纯度 每天/六次 H2＞99.99%

色谱分析（专用色谱柱）6 3.5MPa 过热蒸汽 每班/次 SiO3

2- ＜20ug/L

7 3.5MPa 饱和蒸汽 每班/次

PH:7-8.5;SiO3

2- ＜50ug/L；电导＜10uS/cm；Na

+＜15ug/L

GB/T6904.1GB6909.28 大汽包水 每班/次

PH:7-9.5;SiO3

2- ＜1500ug/L；电导＜20uS/cm；PO4

3-＜8mg/L；CL

-＜5mg/L

GB/T6904.1GB/T6913.29 除氧水 实时 SiO3

2- 10 进装置除盐水 实时 SiO3

2- PSA 外送 H2分析 中变气项目

时间

H2 %

CH4 ppm

CO

ppm

CO2 ppm

H2 %

CH4 %

CO

%

CO2 %

N2 %

记录人08:00

12:00

16:00

制氢装置工艺技术操作规程第 35 页 共 265 页

20:00

00:00

04:00

备注：

过热蒸汽 饱和蒸汽项目

时间

PH

25℃

Na

+ ug/L

电导率

uS/cm SiO3

2- ug/L

CL

- mg/L

PH

25℃

SiO3

2- ug/L

电导率uS/cm

CL

- mg/1

Na+ ug/L记录人08:00

12:00

16:00

20:00

00:00

04:00

备注：

除氧水 大汽包水项目

时间

PH

25℃

硬度

mmol/L

溶解

氧

mg/L

SiO3

2- ug/L

电导

率

uS/cm

PH

25℃

SiO3

2- ug/L

电导率uS/cm

CL

- mg/1

PO4

3- mg/L记录人08:00

12:00

16:00

20:00

00:00

04:00

备注：

制氢装置工艺技术操作规程第 36 页 共 265 页

第六节 影响装置操作分析与措施1、空速对转化反应的影响。

一般用液体体积空速或碳空速来表示转化负荷。空速越大，停留时间越短，在其它工艺条件固定的情况下，空速增大，出口残余甲烷升高催化剂结炭增加。在实际的工业装置上，空速的大小是和原料轻油的干点、芳烃含量、床层出口温度互相关联的，当轻油原料干点升高，芳烃含量增加时，则应相应降低空速，以达到满意的转化工艺要求。上述工艺指标的确定又和所选用的转化催化剂的性能有关，因此只能根据具体的情况来确定。

2、反应压力对转化反应的影响。

轻油转化反应过程是体积增大的一种反应，由烃类原料，在同水蒸汽反应后，变成CO、CO2、H2和少量残余 CH4，体积膨胀很大。显然增大反应压力对反应过程是不利的。然而，由于转化工艺过程的最终产物一般都是用作高压化工过程，所以从总体节能效果考虑，转化工艺一般都在加压下进行。

3、转化出口残余甲烷含量的因素。

较高的水碳比和床层出口温度，较低的空速，使用含芳烃少、干点低的轻质石脑油原料，选用活性好、抗结炭性能高而又还原充分的催化剂，采用净化脱毒比较彻底的原料都会相对降低床层出口的残余甲烷。反之，则会导致出口残余甲烷上升。压力的波动会引起瞬时空速增加，床层温度和水碳比的波动会引起催化剂表面结炭，原料中硫含量、砷含量的增加和原料净化工段工艺条件的波动等操作条件的恶化也往往会导致出口残余甲烷的升高

4、除氧器出水不合格的原因及处理方法

除氧器出水不合格的原因：

①除氧器进水温度太低

②除氧加热蒸汽量小。

③进水量过大，超过除氧器的设计值，使除氧器内水温达不到沸点。④排汽阀门开度太小。采样方法不对。

除氧器出水不合格的处理：

①加大除盐水的换热量。

②加大除氧蒸汽量。

制氢装置工艺技术操作规程第 37 页 共 265 页

③开大除氧器排、污阀门，加大排汽量。

④将锅炉给水采样线置换干净重新采样分析。

5、蒸汽带水原因及处置措施。

带水的原因：

①汽包给水阀故障导致汽包液位高或满水。

②汽包发生汽水共腾现象，蒸汽中携带大量饱和水离开工包而导致蒸汽带水事故的发生。

③汽包内旋风分离器损坏，使饱和水不能有效分离而带出汽包。带水的处置措施：

①适当提高转化炉人口温度，防止催化剂水解。

②适当降低汽包液位，防止水位过高使蒸汽带水。加强蒸汽管道的疏水6、中变气 C0 不合格处理方式。

影响变换气中 CO 含量的主要因素：

①反应温度、空速、反应物（ CO 和蒸汽）的浓度及催化剂的活性等。压力对反应平衡无影响，对反应速度有影响，但压力是在装置设计时就已决定的，操作上没有调节余地。日常操作中以调节反应温度为主。

处理步骤：

①提高反应器人口温度。提温虽然降低了生成物的平衡常数，但大大加快了反应速度，缩短了反应物达到平衡的时间，在催化剂使用后期，其活性下降后，提温操作效果尤为显著。

②加大转化配汽量。加大转化配汽量可提高反应物蒸汽的浓度，加快C0 变换的反应速率。

③降低生产负荷或降低转化出口温度，从而降低进人反应器的CO 含量和空速。7、加氢反应器床层温度超温的原因及处置措施。

事故的可能原因：

①原料中有机硫含量超标，有机硫在反应器内受热分解为烯烃和硫化氢，烯烃加氢饱和时放出大量的热，使反应器床层温度超高。

②原料中烯烃含量超标。

③气体进料中一氧化碳、二氧化碳或氧气含量超标

制氢装置工艺技术操作规程第 38 页 共 265 页

④进料突然减少使进料温度超标，导致床层温度超高。⑤调节故障或热电偶失灵。

事故处理的步骤：

①迅速查明事故的原因，根据不同原因采取不同的方法处理。②降预热炉出口温度，降低加氢反应器人口温度至正常值。如果超温是由于原料③杂质超标所致，立即将超标原料予以切除，视情况提高干净原料用量，尽量维持装置产氢量稳定。

④如果超温是由于调节故障或热电偶失灵所致，联系仪表维修人员处理·8、脱硫气质量不合格的原因及处置措施。

脱硫气质量不合格的可能原因：

①原料中有机硫含量或组成超标，超过加氢转化能力和脱硫剂吸收能力。②原料中硫化氢含量超标，超过脱硫剂吸收能力。

脱硫气质量不合格的处理步骤：

①如果脱硫气不合格是由于原料超标所致，立即将超标原料予以切除。②适当提高脱硫反应器人口温度，以提高脱硫剂的吸硫速度与精度。③控制进料量或配氢量在指标范围，保证硫的转化和吸收。9、PSA 提高氢气收率的要点。

①在复合工艺技术条件下，维持 CO 的含量最大值。

②提高 PSA 操作压力。

③降低 PSA 的解吸压力。

④保持吸附塔足够的吸附时间，保证吸附剂的再生效果。第七节 装置内外关系

装置开工时，以氮气为载体进行系统循环将转化炉温度带出，使汽包产汽并进行配

制氢装置工艺技术操作规程第 39 页 共 265 页

汽，正常操作时以天然气为原料。

装置正常操作时需 3.5MPa 蒸汽作为工艺配汽，所需蒸汽由装置自产，富余部分系统中压蒸汽送至 1.0MPa 蒸汽管网

装置产品为纯度 99.99%(V)的氢气，供加氢装置用。系统向装置提供循环水、高低压电、风、氮气、燃料气、除盐水等公用工程。界区条件表如下表：

序

号

名称

界区

状态输送方式进 出

1 天然气 √ 气连续2 氢气出装置 √ 气连续3 1.0MPa 蒸汽出装置 √ 汽连续4 3.5MPa 蒸汽进装置 自产 汽连续5 除盐水进装置 √ 液连续6 火炬放空出装置 √ 气间断7 新鲜水进装置 √ 液间断8 循环冷水进装置 √ 液连续9 循环热水出装置 √ 液连续10 排污水出装置 √ 液间断11 蒸汽凝结水 √ 液连续12 燃料气进装置 √ 气连续13 净化风进装置 √ 气连续14 非净化风进装置 √ 气间断15 氮气进装置 √ 气间断

制氢装置工艺技术操作规程第 40 页 共 265 页

第三章 岗位操作法第一节 操作概述

1.1 操作任务

1)完成生产任务，装置负荷、产品质量满足要求。

2)精心操作，努力降低装置能耗，降低氢气成本。

3)确保装置安全平稳生产，避免重大设备、生产事故等事故的发生。4)及时准确地处理装置生产中各种异常情况，防止物料泄漏，污染物排放，设备催化剂损坏等。

1.2 操作原则

1)坚决执行工艺纪律，严格按工艺卡片和控制指标操作，对参数的调节准确迅速。2)在平稳操作的前提下，优化操作条件，保证产品的质量和产率。3)加强岗位间联系，协调处理问题。

4)操作不正常或发生事故时，要沉着冷静，正确分析，果断处理，避免误操作造成事态扩大。

5)严格遵循事故处理原则。

1.3 与上下游及系统间关系

系统向制氢装置提供原料以及常用的水、电、蒸汽、风、燃料气、氮气等。装置产品为 99.9％（v）纯度的氢气。

制氢装置工艺技术操作规程第 41 页 共 265 页

第二节 工艺操作方法

2.1 原料气部分操作

1 天然气进装置压力控制

1）控制范围：3.3-4.0MPa

2)控制目标：满足原料对制氢反应器转化的要求

3)相关参数：在制氢预热炉前天然气进装置的压力数4)控制方式：通过 PV-2004 将外部来天然气排往燃料气系统管网来稳定天然气系统压力（日常生产以天然气公司压力调节为主，该调节方法不易调节）5）异常处理：

现象 原因 处理PI-2004 压力低报警，

FV-2001 全关

天然气进装置流量低 联系上游单位保证天然气来量仪表故障

联系仪表处理外操改副线调整SV-2001 起跳 外操关闭SV-2001,PI-2004 压力高报警，

PV-2004 全开

上游天然气压力过高

如果PV-2004 全开压力继续升高，则外操打开PV-2004副线，若压力续升高，则联系上游单位降低天然气压力仪表故障

联系仪表处理外操改副线调整