李 能 闞寶訓(xùn) 宋鵬俊 賴全昌

(中國石化海南煉油化工有限公司，海南 洋浦578101)

制氫裝置中變氣換熱網(wǎng)絡(luò)分析

李 能 闞寶訓(xùn) 宋鵬俊 賴全昌

(中國石化海南煉油化工有限公司，海南 洋浦578101)

分析了改造前后制氫裝置中變氣換熱流程運(yùn)行過程中出現(xiàn)的問題，包括閥門沖刷腐蝕、除氧器除鹽水上水溫度波動大和除氧器壓力波動大等，并運(yùn)用Aspen軟件對中變氣換熱流程進(jìn)行了模擬分析。結(jié)果表明：中變氣通過換熱回收的能量較少是導(dǎo)致改造前后空冷入口溫度均較高的主要原因。提出了3種改造方案，經(jīng)過分析比較，利用舊除氧用蒸汽發(fā)生器用以產(chǎn)生外供0.4 MPa蒸汽的方案，在綜合裝置能耗、流程改動、投資及改造耗時等各個方面最優(yōu)。制氫中變氣換熱流程進(jìn)一步的工藝優(yōu)化方向是使用自產(chǎn)的0.4 MPa蒸汽代替1.0 MPa蒸汽供制氫除氧器和酸性水汽提塔使用。

制氫裝置 換熱網(wǎng)絡(luò) 流程改造 工藝優(yōu)化

中國石化海南煉油化工有限公司(以下簡稱海南煉化)制氫裝置采用烴類水蒸氣轉(zhuǎn)化法造氣和變壓吸附氫氣提純的工藝，原料以天然氣和渣油加氫脫硫(RDS)裝置的變壓吸附(PSA)尾氣為主、罐區(qū)提供的液態(tài)烴及石腦油為補(bǔ)充，工業(yè)氫公稱設(shè)計生產(chǎn)能力為6×104m3/h，年開工時數(shù)為8 400 h，相當(dāng)于純氫45.9 kt/a。裝置由原料加氫脫硫、水蒸氣轉(zhuǎn)化、中溫變換、PSA氫氣提純及余熱回收系統(tǒng)組成，產(chǎn)品為純度99.9%的工業(yè)氫。

裝置自投產(chǎn)以來，中變換熱流程出現(xiàn)了一系列問題，如閥門沖刷腐蝕、除氧器除鹽水上水溫度波動大、除氧器壓力波動大、鍋爐給水泵汽蝕抽空和空冷入口溫度高等。裝置運(yùn)行過程中，持續(xù)進(jìn)行了部分流程改造和操作調(diào)整，取得了一定的效果，但仍有部分問題未得到解決。

1 流程簡介

改造前制氫裝置中變氣換熱流程見圖1。

圖1 改造前制氫中變氣換熱流程

從中溫變換反應(yīng)器(R103)出來的中變氣，經(jīng)鍋爐給水第三預(yù)熱器(E-113)、鍋爐給水第二預(yù)熱器(E-103)、鍋爐給水第一預(yù)熱器(E-104)降至162 ℃后進(jìn)入第一分水器(D-102)進(jìn)行氣水分離；從分水器(D102)頂出來的中變氣，一部分進(jìn)入除氧用蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生除氧器所需的蒸汽，一部分進(jìn)入除鹽水預(yù)熱器(E-105)給除鹽水加熱，之后匯集到第二分水器(D-103)進(jìn)行氣水分離；從分水器(D103)頂部出來的中變氣依次通過中變氣空冷器(A-101)、第三分水器(D-104)、中變氣水冷器(E-107)冷卻至35 ℃，最后再經(jīng)過第四分水器(D-105)分水后進(jìn)入PSA部分。其中，除氧用蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生的蒸汽直接通入除氧器中，加熱除鹽水，不足部分由管網(wǎng)1.0 MPa蒸汽補(bǔ)充。

2 運(yùn)行中出現(xiàn)的問題和初步改造后存在的問題

2.1 運(yùn)行中出現(xiàn)的問題

(1)操作穩(wěn)定性差

由于全廠氫氣量過剩，制氫裝置長期低負(fù)荷運(yùn)行，造成E105和E106負(fù)荷小、熱量分配不均，為維持除氧器除鹽水上水溫度，需頻繁調(diào)節(jié)除鹽水預(yù)熱器管程入口球閥；而為維持除氧器壓力穩(wěn)定，則需頻繁調(diào)節(jié)除氧用蒸汽發(fā)生器入口球閥和副線調(diào)節(jié)閥，但效果仍然不好，穩(wěn)定性差。同時，由于E105和E106熱量分配不均、頻繁調(diào)節(jié)管程入口球閥，導(dǎo)致氣液相對管程入口球閥的不斷沖刷磨蝕，造成了閥門的內(nèi)漏，進(jìn)一步加大了操作調(diào)節(jié)的難度，穩(wěn)定性變差。

(2)存在安全隱患

中變換熱系統(tǒng)操作穩(wěn)定性差，導(dǎo)致除氧器上水溫度和除氧用蒸汽發(fā)生器蒸汽產(chǎn)量的波動，進(jìn)而造成除氧器壓力的波動，影響除氧器的除氧效果。如果除鹽水上水溫度過高、蒸汽產(chǎn)量過大，使得除氧水溫度接近或達(dá)到除氧器壓力條件下的泡點溫度，會造成鍋爐給水泵P101的汽蝕；如果除鹽水上水溫度過低、蒸汽產(chǎn)量過小，使得除氧器除氧效果變差，會造成鍋爐爐管的腐蝕。

(3)能耗高

除鹽水上水溫度過高，進(jìn)入除氧器后會大量閃蒸；除氧用蒸汽發(fā)生器E106負(fù)荷過大，會產(chǎn)生過量蒸汽，這兩部分多余的蒸汽通過除氧器頂部放空口排入大氣。

操作中為維持除鹽水上水溫度的穩(wěn)定、保證除氧用蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生適量的蒸汽，需要相對開大除鹽水預(yù)熱器和除氧用蒸汽發(fā)生器管程跨線閥門，這會導(dǎo)致空冷入口溫度達(dá)到151 ℃甚至更高，中變氣換熱前后溫降僅為10 K左右。為使中變氣溫度最后降至35 ℃，需增開空冷器，增大水冷器循環(huán)水量。

2.2 初步改造后存在的問題

為解決上述問題，在裝置運(yùn)行過程中對中變氣換熱流程進(jìn)行了一些工藝改造和操作調(diào)整。中變氣換熱流程改造內(nèi)容主要有：停用除氧用蒸汽發(fā)生器，除氧用蒸汽全部由1.0 MPa蒸汽管網(wǎng)提供；為盡量避免氣液兩相接觸，將E105中變氣旁路控制閥出口直接連接至A101入口，將除鹽水預(yù)熱器E105殼程除鹽水側(cè)上水控制閥由換熱器前改至換熱器后，殼程除鹽水側(cè)增加旁路控制閥。操作調(diào)整內(nèi)容主要有：同時開大除鹽水預(yù)熱器管程旁路和殼程旁路閥門，用以調(diào)節(jié)、穩(wěn)定除鹽水上水溫度；全開3臺空冷器；增大中變氣水冷器循環(huán)水上水量。

經(jīng)過這一系列的改造和調(diào)整，解決了裝置操作穩(wěn)定性差、閥門磨蝕、鍋爐給水泵汽蝕及除氧器除氧效果差等的問題；除鹽水上水溫度可以維持在90 ℃左右，而不出現(xiàn)大幅波動；除氧器頂部蒸汽排放量減少，但是空冷器入口溫度不降反升，最高可達(dá)到156 ℃，裝置能耗進(jìn)一步增大。

改造后的裝置可能仍存在著一定的安全隱患：為平衡全廠氫氣管網(wǎng)，制氫裝置一直處于低負(fù)荷運(yùn)行狀態(tài)，在目前71%負(fù)荷之下，3臺空冷器已全開，沒有備機(jī)，而水冷器循環(huán)水量大幅增加；在氫氣管網(wǎng)出現(xiàn)緊急狀況，需要大幅提高制氫裝置負(fù)荷，或用氫單位出現(xiàn)事故，需進(jìn)一步降低裝置負(fù)荷(低負(fù)荷下，為防止轉(zhuǎn)化爐出現(xiàn)偏流干燒和紅管現(xiàn)象，需提高水碳比，這使得中變氣組成發(fā)生變化，介質(zhì)冷凝點提高，水蒸氣攜帶的潛熱和顯熱增加[1])時，在除氧用蒸汽發(fā)生器停用的前提下，可能使PSA裝置入口溫度超過50 ℃，造成PSA裝置連鎖停車[2]。

3 Aspen plus對制氫中變換熱流程的分析

為進(jìn)一步分析目前裝置存在的問題并找出合適的解決方案，按照表1中的組分，使用Aspen plus流程模擬軟件對制氫中變換熱流程進(jìn)行模擬分析。圖2為原設(shè)計中變換熱流程的Aspen模擬。

模擬結(jié)果表明：原設(shè)計工藝流程中，在除鹽水量為65 t/h，上水溫度為90 ℃時，將除鹽水加熱至泡點溫度的自產(chǎn)蒸汽理論需求量僅為1.7 t/h，E106、E105管程中變氣通過比例分別為10%，23%，其余部分未經(jīng)換熱直接進(jìn)入空冷，空冷入口溫度約為151 ℃。由于裝置負(fù)荷較低，同時除氧用蒸汽發(fā)生器E106和除鹽水預(yù)熱換熱器E105管程中變氣理論需求量占中變氣總量的比例較小，在裝置負(fù)荷變化或操作不當(dāng)?shù)鹊那闆r下，就容易出現(xiàn)能量分配不均的問題，造成除鹽水上水溫度過高、蒸汽產(chǎn)生量過大、空冷入口溫度高等問題。將中變氣最終冷卻至35 ℃，損失的能量為12.885 MW(即中變氣經(jīng)過空冷器和水冷器后的能量損失)。

表1 制氫中變氣組成

圖2 制氫中變換熱Aspen流程模擬

在目前改造后的工藝流程中，經(jīng)過E105的中變氣比例仍約為23%，1.0 MPa過熱蒸汽理論需求量為1.5 t/h，空冷入口溫度為155 ℃，中變氣經(jīng)過空冷和水冷后能量損失為14.218 MW。

通過上述分析可知，在71%負(fù)荷下，設(shè)計流程和目前流程中，中變氣通過換熱回收的熱量均較少，是導(dǎo)致空冷入口溫度高、循環(huán)冷卻水量大和裝置能耗較高的主要原因。

4 改造方案探討

由前面的分析得出，中變氣通過換熱回收的熱量少是裝置目前存在問題的主要原因，基于此提出了3種改造方案：方案一，除氧器至蒸汽發(fā)生器之間增加一臺水泵，重新投用蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生0.4 MPa蒸汽，將除氧用蒸汽發(fā)生器的殼程出口改至蒸汽管網(wǎng)(即所產(chǎn)蒸汽不再直接進(jìn)入除氧器)；方案二，使用除氧用蒸汽發(fā)生器E106給重整除鹽水加熱；方案三，在方案一的基礎(chǔ)上，增加一臺換熱器給重整鍋爐用除鹽水預(yù)熱，操作的原則是在保證重整除鹽水溫度為90 ℃的前提下，剩余的中變氣進(jìn)入蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生0.4 MPa蒸汽。

按照表1中的組分，使用Aspen plus流程模擬軟件進(jìn)行模擬得到的結(jié)果見表2。

表2 不同改造方案下的工藝參數(shù)

注：1)除氧器使用的外供蒸汽為1.0 MPa蒸汽；2)除氧器使用的自產(chǎn)蒸汽為0.45 MPa，理論需求量為2.0 t/h。

從表2中可以看出：相對于目前流程，方案一只需增加兩臺水泵(一開一備)，可多回收中變氣將近53%的能量，外供0.4 MPa蒸汽11.0 t/h，同時空冷入口溫度可降至129 ℃，后續(xù)空冷、水冷能耗降低；方案二只需要增加制氫至重整裝置的除鹽水管線，可多回收中變氣將近30%的能量，空冷入口溫度可降至145 ℃；方案三需要增加兩臺水泵和一臺換熱器，可多回收中變氣75%的能量，外供0.4 MPa蒸汽8.0 t/h，而空冷入口溫度可降至107 ℃，后續(xù)空冷、水冷能耗大幅降低。

這3種方案均可以解決當(dāng)前負(fù)荷下空冷入口溫度高、水冷器循環(huán)水量較大的問題。方案一和方案三具有較大的靈活性，可根據(jù)裝置負(fù)荷變化，調(diào)整蒸汽產(chǎn)量，維持較低的空冷入口溫度，徹底解決可能存在的PSA裝置入口溫度大于50 ℃而造成裝置聯(lián)鎖停車的安全隱患。

從裝置能耗看，相對于現(xiàn)流程，制氫能耗降低幅度由高到低排列依次是方案三、方案一、方案二；從流程改動、投資及改造耗時方面看，方案一在流程改動、投資及改造耗時方面是最少的，而方案三則是最多的。綜合裝置能耗、流程改動、投資及改造耗時各個方面因素，方案一相對具有優(yōu)勢。

5 結(jié)論

(1)原設(shè)計工藝運(yùn)行中，裝置負(fù)荷較低導(dǎo)致?lián)Q熱器負(fù)荷低和熱量分配不均，是導(dǎo)致操作穩(wěn)定性差、存在安全隱患及能耗高的主要原因。

(2)目前改造后的工藝運(yùn)行中，以犧牲裝置能耗的方式，保證了裝置運(yùn)行的安全性和穩(wěn)定性。原設(shè)計及目前工藝流程中，中變氣通過換熱回收的熱量少，是導(dǎo)致裝置能耗高的主要原因。

(3)通過對制氫裝置中變氣換熱網(wǎng)絡(luò)的分析，提出了3種改造方案。其中方案一利用舊除氧用蒸汽發(fā)生器產(chǎn)生外供0.4 MPa蒸汽，該方案能夠大幅回收中變氣的能量，有效降低空冷入口溫度，顯著降低裝置能耗。相對于其他方案，方案一在流程改動、投資及改造耗時等方面均是最少。

(4)在全廠低壓蒸汽過剩的情況下，為充分利用改造后制氫裝置產(chǎn)生的0.4 MPa低壓蒸汽，可將所產(chǎn)蒸汽并入制氫界區(qū)內(nèi)1.0 MPa蒸汽管網(wǎng)，制氫除氧器和酸性水汽提塔所用蒸汽由1.0 MPa蒸汽改為0.4 MPa蒸汽，不足部分則由管網(wǎng)補(bǔ)充。

[1] 柴保群,楊玉國.制氫裝置中變氣換熱流程運(yùn)行分析[J].煉油技術(shù)與工程,2014,44(5)：34-37.

[2] 馬曉霞.制氫裝置中溫余熱回收技術(shù)改造[J].煉油技術(shù)與工程，2009，39(5)：55-57.

Analysis of Problems in the Heat Transfer Network of Shift Gas in Hydrogen Generation Plant

Li Neng,Kan Baoxun,Song Pengjun，Lai Quanchang

(SINOPECHainanCompany,Yangpu，578101)

The problems in the running of heat transfer flow of shift gas in hydrogen generation plant before and after reengineering were analyzed in details,including serious valve erosion-corrosion,the fluctuated temperature of desalted water,the unstable pressure of deaerator,etc.The software Aspen were applied in the analysis of the heat transfer flow of shift gas.The result suggested that only a small portion of shift gas heat was recovered by means of heat exchange,which was the main cause leading to the high temperature of air-cooler inlet.Three reconstructing schemes were provided,analysis and comparison were made and it come to the conclusion that reusing of the exiting deaerator E-106 to generate 0.4 MPa steam was the relative optimum considering overall plant energy consumption,process reconstruction,investment and time cost.Referring to the further process optimization,0.4 MPa steam produced in the plant could be used as an alternative for 1.0 MPa steam.

hydrogen generation plant,heat exchange network,process reengineering,process optimization

2016-12-01。

李能，男，1986年出生，2014年7月畢業(yè)于中國石化石油化工科學(xué)研究院化學(xué)工藝專業(yè)，助理工程師，現(xiàn)從事煉廠全流程優(yōu)化工作。

1674-1099 (2017)01-0010-04

TQ116.2

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