劉忠梅，劉德偉，高 峰，徐 巖

(中國石油吉林石化公司 煉油廠，吉林 吉林 132022)

中國石油吉林石化公司煉油廠天然氣制氫裝置由中國石油華東設計院設計，其中變壓吸附氫氣提純系統(tǒng)采用四川天采科技有限公司成套技術。天然氣制氫裝置設計規(guī)模為4×104m3/h，操作彈性為50%～110%，開工時數為8 400 h/a，能耗為1 447.08 kg標油/t。設計加工原料為天然氣，備用原料為液化氣和煉廠干氣，生產純度高于99.9%的氫氣。裝置于2018年8月試運行，為穩(wěn)定公司氫氣管網壓力提供了有效保障，氫氣管網新氫純度由93%提高至95.7%，加氫裝置循環(huán)氫純度由85%提高至98.5%，煉油廠氫氣成本降低了約2 000元/t，降低了用氫裝置能耗。

2018年9月，對天然氣制氫裝置進行標定，從標定數據以及裝置開車以來運行情況分析，天然氣制氫裝置在達產達標及長周期穩(wěn)定運行方面還存在部分瓶頸問題，需要通過工藝優(yōu)化改造實現。

1 天然氣制氫裝置生產瓶頸問題

天然氣制氫裝置流程見圖1。

圖1 天然氣制氫裝置流程圖

由圖1可知，天然氣經原料氣壓縮機K-101A/B升壓后，進入加氫反應器R-101，在加氫催化劑作用下將有機硫轉化為無機硫并將烯烴加氫飽和，然后再進入脫硫反應器R-102脫除無機硫。精制后的氣體與中壓過熱蒸汽混合進入轉化爐F-101，在轉化催化劑的作用下，天然氣與水蒸氣發(fā)生轉化反應生成H2、CO、CO2，整個反應過程為強吸熱反應。高溫轉化氣經蒸汽發(fā)生器E-101降溫后進入中變反應器R-103，在中變催化劑作用下CO與水蒸氣發(fā)生變換反應，生成H2、CO2。中變換氣經冷卻分水后，進入變壓吸附(PSA)單元進行氣體提純，獲得純度大于99.9%的產品氫氣，副產品解吸氣作為燃料氣送往轉化爐F-101燃燒。

1.1 PSA單元

1.1.1 PSA概述

PSA是對氣體混合物進行提純的工藝過程，根據雜質在高壓下吸附，在低壓下解吸，而理想組分氫氣無論是高壓或是低壓都具有較小吸附能力的特點，對氫氣進行提純，全程為可逆的物理過程。裝置PSA程序采用“10-3-5”流程，即PSA運行過程中始終有3臺吸附塔處于吸附狀態(tài)，其他7臺吸附塔處于解吸再生的不同階段，解吸過程共包括5次連續(xù)均壓過程[1]。

1.1.2 PSA運行瓶頸

(1)PSA單元均壓速度過快

PSA均壓過程是一個再生塔升壓和吸附塔降壓的復雜步驟，即連續(xù)多次均壓降壓、順放、沖洗、再連續(xù)多次均壓升壓。該步驟的理想狀態(tài)應該為壓力變化比較平順，但是實際操作中由于均壓速度過快經常造成壓力呈斷崖式下降或階梯狀上升的不利狀況[2](見圖2)，對吸附劑床層沖刷嚴重，吸附后的雜質加速擴散造成產品氫中CO2含量超標。為了控制產品氫氣中CO2含量，裝置降低了PSA單元吸附時間，但是吸附時間降低造成PSA單元氫氣回收率(85.0%)下降，未達到設計值(89%)，裝置綜合能耗增加。

均壓時間/s圖2 理想和實際均壓曲線

(2)PSA單元逆放氣管徑設計不足

PSA單元解吸氣設計送入轉化爐作為燃料，實際生產中由于逆放氣管徑不足，造成逆放不到位[3]；逆放后沖洗時帶壓過高，對解吸氣混合罐D -204造成沖擊，解吸氣管網壓力為(10～18)kPa波動過大，入轉化爐后造成轉化爐爐膛負壓為(-125～-70)kPa、φ(氧)=1.8%～4.5%，轉化爐熱效率偏低，同時影響轉化爐煙氣的達標排放。

(3)解吸氣壓力低低聯鎖設計不合理

PSA單元解吸氣進入轉化爐燃燒，設計解吸氣壓力PISA21801A/B/C低低聯鎖轉化爐停爐，裝置聯鎖[4]停車。實際生產中，PSA單元切塔或1#、7#、8#程控閥故障時易造成解吸氣壓力PISA21801A/B/C波動，操作中無調整時間，壓力低低聯鎖轉化爐導致裝置停車，對工廠氫氣管網影響較大。

1.2 原料氣壓縮機單元

原料氣壓縮機壓縮比無調節(jié)手段。原料氣壓縮機K-101A/B是往復式壓縮機，設計只有二返一調節(jié)回路，無一返一調節(jié)回路。實際在裝置開工氮氣氣密階段和正常生產壓縮機切換時，一級和二級壓縮比無調節(jié)手段，易造成壓縮機一級和二級做功不均衡，導致一級排氣溫度[5]和排氣壓力高，一級出口容易超壓，發(fā)生安全閥起跳事故，不利于壓縮機安全運行。

1.3 儀表控制回路

(1)中變氣壓控控制回路

中變氣第4分水罐D -105壓力調節(jié)器PICA21601設計為分程控制[6]，0～50%儀表信號控制系統(tǒng)放火炬調節(jié)閥PV21601A，50%～100%儀表信號控制中變氣至PSA單元調節(jié)閥PV21601B。實際生產時中變氣至PSA單元PV21601B調節(jié)閥手動操作全開，不需要進行調節(jié)，PV21601A投自動，控制第4分水罐D -105壓力，當PICA21601壓力升高時，PV21601A開啟不及時易造成系統(tǒng)超壓、D -105安全閥起跳、配汽量下降、裝置聯鎖停車等事故。

(2)中壓蒸汽外送控制回路

裝置自產3.5 MPa中壓蒸汽一部分作為轉化爐配汽，另一部分過剩中壓蒸汽需要送至工廠中壓蒸汽管網，由壓控調節(jié)器PIC22203控制外送中壓蒸汽壓力。設計控制回路PIC22203取壓點在調節(jié)閥后，實際上調節(jié)閥PV22203是根據中壓蒸汽管網壓力調節(jié)開度，管網壓力波動調整時造成裝置中壓汽包壓力波動頻繁，不利于汽包平穩(wěn)運行。

1.4 其他生產瓶頸問題

1.4.1 開工系統(tǒng)無有效泄壓手段

天然氣制氫裝置開工后，開工系統(tǒng)處于閑置狀態(tài)，開工爐F-102入口管線至加氫反應器R-101入口開工線在裝置開工結束后需將管線內壓力泄掉，吹掃置換合格。該線設計無有效的泄壓手段，無法進行吹掃置換，存在安全隱患。

1.4.2 凝結水管線外送不暢

天然氣制氫裝置設計低壓蒸汽和消防蒸汽凝結水直接送至工廠凝結水管網，目前裝置內無凝結水閃蒸罐，凝結水外送時凝結水管線發(fā)生水擊[7]，管線長時間水擊易造成管線變形。

2 裝置改造方案

2.1 PSA單元

2.1.1 PSA單元對均技術改緩均技術

(1)優(yōu)化PSA運行程序，減少吸附劑床層沖擊

裝置PSA均壓設計采用對均技術，4 s均壓完成，床層壓力4 s內變化達到0.3 MPa，床層升降壓過快造成吸附劑床層浮動和壓碎，使吸附劑性能下降，影響氫氣純度和收率[8]。經過研究，決定將PSA單元均壓由對均改為緩均，PSA程序由原來的“10-3-5”運行改為“10-2-4”運行，增加床層吸附時間，減少均壓時壓差大對吸附劑床層的沖擊。

(2)調整PSA順放工序流程，提高PSA穩(wěn)定性

順放緩沖罐D -202出入口增加閥門，并且增加副線閥，提高PSA運行平穩(wěn)性。2019年，裝置檢修時原計劃將PSA單元對均改緩均操作，但是在改造方案制訂過程中未考慮到利舊均壓控制閥門KV23112流通能力不足的問題，沒有采購，此次檢修完成了“10-2-4”程序模擬運行、順放緩沖罐D -202出入口增加閥門及副線閥改造，PSA對均優(yōu)化延至下一次檢修進行。

2.1.2 解吸氣系統(tǒng)改造

為了降低解吸氣壓力波動對轉化爐造成的沖擊，對解吸氣系統(tǒng)進行改造，增加一臺尾氣緩沖罐D -205[9]，穩(wěn)定解吸氣壓力。解吸氣改造前、后流程分別見圖3、圖4。

圖3 解吸氣改造前流程

圖4 解吸氣改造后流程

通過改造，解吸氣壓力波動較改造前減少4 kPa，轉化爐爐膛負壓波動較改造前減少15 kPa，φ(氧)波動較改造前減少1.7%，排煙溫度降低24 ℃，入轉化爐前解吸氣壓力穩(wěn)定后，燃料氣消耗降低180 m3/h，轉化爐熱效率提高0.7%，結果見表1。

表1 改造前后轉化爐數據對比

2.1.3 變更PSA單元解吸氣壓力聯鎖邏輯

為了避免裝置因解吸氣壓力低造成裝置聯鎖停車，經多方論證與研究確定變更方案，保留原設計解吸氣壓力低低聯鎖關閉解吸氣切斷閥XCV21801，但不參與轉化爐聯鎖條件，即轉化爐聯鎖條件不再包括解吸氣壓力低低聯鎖。聯鎖邏輯修改后，保障了切塔時間，避免因1#、7#、8#程控閥故障解吸氣壓力低導致裝置聯鎖停車事故。

2.2 原料氣壓縮機單元

原料氣壓縮機K-101A/B增設一回一調節(jié)回路。解決壓縮機開停機以及切換時一級出口容易超壓問題，同時能有效控制各級壓縮比。改造后，在裝置開工氮氣氣密和熱氮循環(huán)期間起到了良好作用，解決了壓縮機一級排氣溫度高的安全隱患。裝置在熱氮循環(huán)升溫期間，壓縮機二級排氣溫度可控制在110 ℃，大大降低了裝置脫硫系統(tǒng)升溫時間，裝置開工由原計劃的4 d產氫縮短至3 d產氫，同時解決了原料氣壓縮機K-101A液壓油泵故障停運、K-101A直接100%負荷運行帶來的系統(tǒng)超壓問題[10]。

2.3 儀表控制回路變更

(1)變更中變氣壓控方案

通過改造，取消了中變氣第4分水罐D -105壓控PICA20601分程控制，將PV20601B變更為手操器，正常生產是100%全開，PV20601A變更為單回路，控制中變氣分液罐D -105壓力。改造后，有效避免了PV21601A開啟不及時系統(tǒng)超壓、造成D -105安全閥起跳、配汽量下降、裝置聯鎖停車等事故。

(2)變更中壓蒸汽外送控制回路

通過改造，將外送中壓蒸汽調節(jié)閥取壓點由調節(jié)閥后改至閥前，即由PIC22203控制改為PIC22202控制，由汽包壓力控制中壓蒸汽外送量，穩(wěn)定汽包壓力，避免了因工廠中壓蒸汽管網壓力波動對裝置產汽系統(tǒng)造成影響。改造后，中壓汽包壓力不受外管網蒸汽壓力波動影響，提高了裝置熱工系統(tǒng)穩(wěn)定性。

2.4 其他生產瓶頸問題

2.4.1 開工系統(tǒng)增加放火炬線

通過對開工系統(tǒng)改造，在開工爐F-102出口至加氫反應器R-101入口管線上增加放火炬線，裝置開工后通過放火炬線將F-102入口到R-101入口管線設備進行泄壓置換，開工系統(tǒng)出入口增加盲板，實現閑置系統(tǒng)有效隔離，消除安全隱患。

2.4.2 凝結水系統(tǒng)改造

凝結水線改造后流程見圖5。

由圖5可知，將裝置低壓蒸汽和消防蒸汽凝結水由直接并入管網改為送至連續(xù)排污擴容器D -109回收利用，液態(tài)水進入排污冷卻器并入循環(huán)水管網，閃蒸出來的蒸汽送至除氧器D -108，即有效回收了凝結水[11]，又避免了凝結水外送造成管線水擊，降低了裝置能耗。

圖5 凝結水線改造后流程

3 改造后效果

3.1 提高氫氣收率

天然氣制氫裝置完成生產瓶頸改造，增加解吸氣緩沖罐D -205，解吸氣壓力調節(jié)閥PV23305投自動運行，穩(wěn)定了解吸氣系統(tǒng)壓力，降低了PSA解吸氣氫氣含量，PSA單元氫氣回收率由85.2%提高至87%。

表2 產品收率數據對比

2019年改造后裝置實際生產氫氣17 520 t/a，氫氣單價按2020年5月11 912元/t計算(不含稅)。

回收氫氣創(chuàng)效=17 520×(0.87-0.852)×11 912=375.65萬元/a

3.2 提高轉化爐效率

轉化爐操作數據對比見表3。

表3 轉化爐操作數據對比

由表3可知，裝置改造后轉化爐主要操作參數中轉化爐出入口溫度、轉化爐出口甲烷含量、轉化爐爐膛溫度、轉化爐排煙溫度、轉化爐燃料氣消耗均有明顯降低，說明通過增加解吸氣緩沖罐D -205后，入轉化爐解吸氣壓力穩(wěn)定，轉化爐熱效率由90.5%提高到91.2%。

燃料氣單價按550元/t計算。

節(jié)約燃料氣創(chuàng)效=8 400×180×0.85×550/1 000=70.69萬元/a

3.3 凝結水回收效益

裝置凝結水改造解決了外送凝結水管網水擊和直排浪費問題，回收凝結水1.2 t/h，為除氧器提供蒸汽0.2 t/h，降低了裝置能耗。

凝結水單價按2020年5月0.35元/t計算，低壓蒸汽單價按147元/t計算。

回收凝結水創(chuàng)效=(0.2×147×8 400+1.2×0.35×8 400)/10 000=25.04萬元/a

4 結 論

天然氣制氫裝置在試運行期間，暴露出了一些影響裝置穩(wěn)定運行的生產瓶頸問題，通過PSA單元對均改緩均技術，解析氣、壓縮機等系統(tǒng)工藝改造、流程優(yōu)化等措施，消除了裝置生產瓶頸，提高了氫氣回收率，提高轉化爐效率，降低了裝置能耗[12]，提高了裝置運行綜合效益，為穩(wěn)定公司氫氣管網壓力提供了有效保障，同時也為今后新建項目的高效運行，攻關調優(yōu)積累了經驗。