甲醇制氢装置操作规程

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

山东海科瑞林化工有限公司

3000Nm3/h甲醇转化-PSA制氢装置

操 作 规 程

山东海科瑞琳化工有限公司

2010年12月

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

甲醇裂解转化部分

目 录

1.0 2.0 3.0

前言----------------------------------------------------- 2 料及产品的性格和规格------------------------------------- 3 工艺过程说明--------------------------------------------- 5 3.1 工艺过程--------------------------------------------- 5 3.2 化学反应原理----------------------------------------- 5 4.0 5.0 6.0 7.0

工艺流程叙述--------------------------------------------- 6 工艺过程主要控制指标------------------------------------- 7 开车前期工作--------------------------------------------- 9 操作程序------------------------------------------------- 12

开车前的准备工作-------------------------------------- 12 开车操作程序------------------------------------------ 12 正常操作---------------------------------------------- 14 催化剂的使用和保护------------------------------------ 16

7.1 7.2 7.3 7.4 8.0 9.0

环保和安全要点-------------------------------------------- 21 分析规程-------------------------------------------------- 22

10.0 安全规程-------------------------------------------------- 30

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

1.0 前言

氢气广泛用于国民经济各工业部门，特别是近几年来，氢气用户急速增多，传统制氢工艺已不能满足要求。甲醇和水催化转化制取氢气和二氧化碳，很容易用吸附或化学方法分离制得纯氢和二氧化碳，与电解法相比可节电90%以上，成本下降20—40%。本新工艺原料来源方便，装置简单，无污染，节能价廉，深受广大用户的欢迎。

本装置操作和管理人员必须熟知本操作规程，经考核合格后才能上岗操作。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

2.0 原料及产品的性质和规格 2.1 原料和产品性质 2.1.1原料性质 （1）原料甲醇性质

化学名称为甲醇，别名甲基醇、木醇、木精。分子式CH3OH，分子量32.04。是有类似乙醇气味的无色透明、易燃、易挥发的液体。比重为0.7915。熔点-97.80℃，沸点64.7℃，20℃时蒸汽压96.3mmHg，粘度0.5945厘泊，闪点11.11℃，自燃点385℃，在空气中的爆炸极限为6.0—36.5%。甲醇是最常用的有机溶剂之一，能与水和多种有机溶剂互溶。

甲醇有毒、有麻醉作用，对视神经影响很大，严重时可引起失明。 （2）原料脱盐水性质（省略） 2.1.2产品性质

本装置生产的产品甲醇催化转化气，其主要组分为氢气和二氧化碳，性质分述如下：

（1）氢气性质

分子式H2,分子量2.0158，无色无臭气体。无毒无腐蚀性。气体密度0.0899Kg/m3，熔点-259.14℃，自燃点400℃，极微溶于水、醇、乙醚及各种液体，常温稳定，高温有催化剂时很活泼，极易燃、易爆，并能与许多非金属和金属化合。

（2）二氧化碳性质

化学名称二氧化碳，别名：碳酸酐、碳酐、碳酸气。分子式CO2,分子量44.01，无色无臭气体。有酸味，气体密度1.977Kg/m3，熔点-56.6℃，沸点-78.5℃（升华），易溶于水成碳酸，可溶于乙醇、甲醇、丙酮、氯仿、四氯化碳和苯，属不燃气体，可做灭火剂。 2.2 原料和产品规格 2.2.1原料规格

甲醇：符合国标GB338-2004一级品标准要求。建议用30Kt/y以上规模合成甲醇装置产品，运输过程无污染；严禁使用回收甲醇。

脱盐水:符合国标GB12145-89P(直流炉)要求，且氯离子含量小于或等于3ppm。 2.2.2产品规格

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

（1）转化气组成

H2 73—74.5% CO2 23—24.5% CO ＜0.9%

CH3OH 300ppm

H2O 饱和 （2）压力： 1.30MPa （3）温度： ＜40℃ 3.0工艺过程说明

甲醇催化转化造气生产过程可分为：原料液预热、汽化、过热、转化反应、产品气冷却冷凝、产品气净化等四个过程。 3.1工艺过程

3.1.1原料液预热、汽化、过热工序

将甲醇和脱盐水按规定比例混合，经泵加压送入系统进行预热、汽化过热至反应温度的过程。其工作范围是：甲醇计量罐V101、循环液贮槽V103、原料进料泵P101A/B、换热器E102、汽化塔T101、过热器E101等设备及其配套仪表和阀门。

3.1.2催化转化反应工序

在反应温度和压力下，原料蒸汽在转化炉R101中完成气固相催化转化反应。工作范围是：转化炉R101一台设备及其配套仪表和阀门。该工序的目的是完成化学反应，得到主要组分为氢气和二氧化碳的转化气。 3.1.3转化气冷却冷凝工序

将转化炉下部出来的高温转化气经过冷却、冷凝降到40℃以下的过程。其工作范围是：换热器E102、冷却器E103二台设备及其配套仪表和阀门。 3.1.4转化气净化工序

含有氢气、二氧化碳以及少量一氧化碳、甲醇和水的低温转化气，进入水洗塔T102用脱盐水吸收未反应甲醇的过程。其工作范围是：水洗塔T102、脱盐水中间罐V105、气体缓冲罐V104、脱盐水进料泵P102A/B、五台设备及其配套仪表和阀门。 3.2化学反应原理

甲醇与水蒸气混合物在转化炉中加压催化完成转化反应，反应生成氢气和二

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

氧化碳，其反应式如下:

主反应：CH3OH＋H2O＝CO2＋3H2 +49.5 KJ/mol 副反应：CH3OH＝CO＋2H2 +90.7 KJ/mol

2CH3OH＝CH3OCH3＋H2O -24.9 KJ/mol

CO＋3H2＝CH4＋H2O -206.3KJ/mol

主反应为吸热反应，采用导热油外部加热。转化气经冷却、冷凝后进入水洗塔，塔釜收集未转化完的甲醇和水供循环使用，塔顶转化气经缓冲罐送变压吸附提氢装置分离。 4.0工艺流程叙述

参看甲醇转化工序甲醇裂解制氢工艺管道仪表流程图（图号：0769-32-101） 来自界外的脱盐水经V1093阀进入脱盐水中间罐V105，经脱盐水进料泵P102A/B计量后送入水洗塔T102，吸收未冷凝的甲醇，吸收液从塔底流入循环液贮槽V103，微量溶解在混合液中的二氧化塔和二甲醚由循环液贮槽放空排出。

来自甲醇贮罐的甲醇用泵输送进入甲醇中间罐V101，靠位差从V101流出的原料甲醇用FV-101调节并经FIC101计量后与来自循环液贮槽V103的循环液混合，用原料进料泵P101A/B将混合液加压送出，进入换热器E102与高温转化气换热而被预热，然后进入汽化塔T101汽化并经过热器E101过热到接近反应温度后进入转化炉R101，在转化炉中发生催化转化反应，出口高温转化气在换热器E102中被原料液换热冷却，在经冷却器E103被冷却冷凝后进入水洗塔T102，冷凝液和吸收液一起经液位调节阀LV-102减压后排入循环液贮槽V103循环使用，转化气经流量计FIQ103计量后经PV-101稳压调节后进入缓冲罐V104后送至变压吸附系统提纯。

催化剂使用前要进行还原。还原过程氢气为还原气，氮气作稀释载气。过程氮气在系统循环。还原气经罗茨风机进入换热器E102与转化炉R101出来的热还原气换热，经过热器E101过热到还原温度后进入转化炉R101进行催化剂还原反应，热还原气经换热器E102换热，再经冷却器E103冷却、冷凝后还原气回罗茨风机在系统循环，冷凝水靠位差进水洗塔T102由排污阀排放。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

5.0 工艺过程主要控制指标 5.1原料汽化热

5.1.1原料甲醇流量 ～1427Kg/h 5.1.2原料液流量 ～3186Kg/h 5.1.3汽化过热塔进料温度 ～165℃ 5.1.4汽化过热塔塔釜压力（表压） 1.30MPa 5.2转化反应

5.2.1进料温度 2005.2.2反应温度 2205.2.3导热油温度 2355.2.4换热器出口转化气温度 1105.2.5冷却气出口转化气温度 5.2.6反应压力（表压） 5.3水洗分离

5.3.1进塔脱盐水量 820Kg/h 5.3.2循环液量（出塔） 循环液组成（wt%）:甲醇 05.3.3出塔转化气量 转化气组成（V%）:氢 73 二氧化碳 23 一氧化碳 甲 醇 0.03% 甲 烷 0.20% 5.4催化剂还原

5.4.1还原循环气量 5.4.2还原气氢含量 0.55.4.3还原温度 1105.4.4还原压力 5.5其它

5.5.1进工段冷却水压力 0.3MPa 5.5.2进工段仪表空气压力 0.4～260℃ ～280℃ ～290℃ ～140℃ ＜40℃ ～1.30MPa ～1764Kg/h ～25% ～3968Nm3/h ～74.5% ～4.5% ～0.9% ～3000Nm3/h ～10% ～230℃ ～0.05MPa ～0.60MPa

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

5.5.3导热油流量 ～240m/h 6.0开车前期工作

装置安装竣工后到开车前所必须完成的一切工作，统称为开车前期工作。为了开车顺利，下列各项工作均应逐项完成。 6.1现场清查、检查

安装竣工后，首先要清理现场，清除一切与安装无关的东西。特别是进出口道路，安全消防通道必须畅通。

按设计要求，对照图纸对全系统进行逐项对照检查，考察设备、管道、阀门、仪表、电气及土建等项是否设计要求；查外接管口有无差错，如有错误，应立即改正。要特别注意检查与安全有关的设施是否符合安全规范、齐备完好，如消防栓、灭火器、安全阀、阻火器、放空管、电气防爆设施等。

清理现场的同时，还应对设计、施工中的各类技术资料、图纸、文件、现场修改设计、各种使用说明书、产品样本等进行整理归档。 6.2系统吹除

吹除的目的是吹除设备、管道本身带来的或安装中遗留下来的杂物，保证投产后的产品质量及防止堵塞阀门、管道和仪表等影响正常生产甚至造成安全事故。

吹除前应拆除或用盲板堵死不需吹除或不能吹除的有关阀门、仪表、转子流量计、液位计和视镜，吹毕再分别装好。不需吹除的管道设备要加盲板，防止赃物吹入。吹出过程中要用小锤敲各处焊缝，以便将焊渣吹尽。

本装置应逐段用仪表空气吹除，吹除压力不能大于气密实验的压力，但吹除管内流速最好能大于20m/s。

吹除的检验可用贴有白布或白纸的木板对着空气排出口放置3～5分钟，未发现板上有污点时为合格。 6.3气密性试验

气密性试验的目的是检查设备、阀门、管线、仪表、连接法兰、焊缝是否密封，有无泄漏。气密性试验采用压缩空气，试验压力一般采用最高操作压力的1.15倍。在测定压力下，保持1小时，如压力不下降为合格。

鉴于本装置的主要物料甲醇、氢气为易燃易爆、有毒性物料，故在气密性试验中还需测定泄漏率。泄漏率试验压力为设计压力，时间为24小时，泄漏率≤0.5%为合格。

3

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

泄漏率按下式计算：

100?P2T1? A??1??t?P1T2?式中：P1、P2和T1、T2分别为测试开始及结束时的绝对压力和绝对温度（K），t为试验时间（小时）。

各系统气密性试验压力及要测定泄漏率的系统表示如下：

表一 气密性试验要求 序号 系统名称 1 T101、E101、E102 主系统 R101、E103、T102 V104、P101、P102 2 3 4

6.4单车试车

单机试车目的是考验主要设备性能及组装质量，可按设计要求，使用说明书等有关规定进行，包括如下几项主要内容： 6.4.1各台泵类的运转性能、输送量和出口压力；

6.4.2有关仪表的安装及指示控制性能，必要时应进行刻度校验； 6.4.3各调节系统的安装质量、控制、调节、检测能力及调节特性；

6.4.4测出原料贮罐、中间计量罐及气、液各类贮罐的体积，液体贮罐要标出液面计对应刻度的体积；

6.4.5校准并标出流量计的刻度值对应的流量值； 6.4.6各消防栓、灭火器使用是否灵活、方便。 6.5管道、设备清洗

管道、设备、阀门等在制造过程表面积有不少油污、杂物，单靠吹出一般处理不干净，油污杂质在生产中带到催化剂上会毒害催化剂，带入产品会影响产品质量。当杂物太多时还会造成管道、阀门、仪表的堵塞，因而必须清除。一般可用干净清水冲洗，水冲洗应连续进行，流速应不小于1.5m/s，以出口水色和透明度与入口处目测一致为合格。若油污严重，则要先用稀碱液（2%以下）清洗，

低压部分V101、V103、V105 导热油系统 冷却水系统 0.06 0.69 0.50 试验压力（MPa） 备注 1.50 需测定泄漏率 3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

然后再用干净水冲洗干净。 6.6保温、油漆

6.6.1对于需要保温的设备、管道等必须进行保温。 详见《设备管道保温一览表》

6.6.2防腐：本装置设备、管道表面采用油漆防腐。

保温设备和管道涂两道防锈漆作为防锈层。不保温设备和管道涂两道防锈漆后再刷两道面漆。不锈钢设备不涂漆。 6.6.3涂色与注字

设备、管道防腐面漆的颜色可根据情况确定。本装置按习惯规定静止设备用银白色面漆，机泵类用浅绿色面漆。冷却水、消防水管道用绿色面漆，工艺物料管道用红色面漆，仪表空气用深蓝色面漆。

在设备保温和涂色后，应在醒目处注明名称及其位号，重要物料管道还应标示物料流向。 6.7冷态联动试车

冷态联动试车的目的是在于考察运转设备及仪表自动控制能力。冷态试车中气态物料为空气代替，液态物料以水代替。先分工序联动试车，最后进行全工段冷态联动试车。可按下列步骤进行。

6.7.1开启所有仪表、调节装置及传动设备并通电； 6.7.2启动各输液泵、调节流量向有关设备内送水；

6.7.3按正常操作要求，调节各控制点，并按时做好记录，使操作人员熟悉操作，并作预想事故处理。 6.8吹干

上述各项工作完成后，开车前的工作已基本完成。打开设备管道的排污阀，将水排净。因为反应系统、还原系统及导热油系统不允许存水，故必须吹干。 6.9导热油锅炉开车

上述工作完成后，导热油锅炉工段必须在装催化剂前预开车试运转一次，详细操作按导热油锅炉使用说明进行，测定导热油流量等，保证正常开车时的供热量。 7.0操作程序

7.1开车前的准备工作 7.1.1一般准备和检查

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

（2） 打开转化炉下封头人孔，将氧化铝瓷球卸出。

（3） 催化剂会随瓷球的卸出慢慢暴露，将催化剂移出，再逐个将反应

管中的催化剂卸出。

（4） 将催化剂和氧化铝瓷球分别收集好，并将转化炉内清洗干净。

7.4.3还原系统的置换

因本装置所用原料甲醇和产品氢气均为易燃易爆品，故正式投料开车前必须用氮气置换系统至O2＜0.5%以下。而催化剂还原过程用氢气作还原气，为避免系统中氧存在使反复进行还原-氧化过程，所以还原系统必须置换至O2≤0.5%，还原用氮气中氧含量必须低于0.1%。

系统置换可分二步进行。置换前先按置换气流方向逐个开启有关阀门。 1、还原、水洗的置换

氮气由氮气进口V1032阀加入，按下列流向置换系统：→C101→E102→T101→E101→R101→E102→E103→T102→V104，从V104罐后的系统放空管放空。 2、汽化系统及部分管段置换

（1） 汽化塔T101系统置换：通过开启T101塔釜排污阀V1040、V1041排

气，从塔釜取气样O2≤0.5%时，关闭T101塔釜排污阀V1040、V1041。开启泵P101A/B出口排气阀，置换PL103管道。

（2） NH103管道的置换：在系统置换合格后，关闭R101出口阀V1057，开

启V1051阀，在A103取样口取样，O2≤0.5%后系统置换合格。

（3） 气囊的置换：将V102气囊内的气体排净，再用适量氮气置换2～3

次，便可将气囊接入系统。

7.4.4催化剂的还原和钝化操作

1、准备

（1）检查还原系统所有设备、阀门、仪表是否处正常状态，关闭所有阀门，开启仪表，处待用状态。

（2）准备好还原用氮气、氢气，并经质检符合要求。 （3）通知导热油装置、分析室准备开车，通知送冷却水。 2、催化剂还原操作

催化剂使用前需进行还原。由于本催化剂的主要成分为CuO-ZnO-Al2O3,而对转化反应起主要作用的为活性单质铜，还原过程用氢气作还原气，用氮气作载气。还原反应为强放热反应，所以氢氮气配比及还原气空速必须符合要求。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

还原反应方程式为：

CuO + H2 —→ Cu + H2O

催化剂含约5%物理水，还原过程会生成少量水，须经冷凝后排出。本工艺罗茨风机为还原气循环提供动力。

还原操作如下： （1）

开启还原系统阀门，催化剂还原循环气流向如下：NH102→E102→E101→R101→E102→E103→NH101。打开V1034、V1035阀，使气囊V102充氮气至容积的80%。

（2） （3） （4）

启动罗茨风机，使系统还原气循环。 开E103冷却水进出口阀。

开转化炉R101导热油进口阀；开T101塔釜导热油进口阀V1039，关短路阀V1038。启动导热油循环泵，使导热油系统循环。

（5）

检查还原系统、导热油系统运转是否正常。如无异常，则通知导热油系统按催化剂还原程序升温。

（6）

导热油温度升至160℃时，开V1038，关闭T101塔釜导热油进口阀V1039。

（7） （8）

还原具体操作按催化剂使用说明书进行。

还原过程中定期在T102釜底排污阀处排放冷凝水。定期向系统补充氮气和氢气。

（9）

当催化剂还原结束后，按下列步骤正常停车： a、关外接氢、氮气进口阀。 b、停罗茨风机。

c、关还原气系统阀V1058、V1069、V1046。 此时便可转入转化炉投料开车操作。

（10） 当催化剂还原时，若发生意外事故时需紧急停车。其操作如下：

a、停供氢气。

b、停导热油加热，维持导热油循环。

c、查明原因后再做进一步处理。如属临时性故障，排出后可恢复还

原操作；如需长期停车，则视情况用氮气保护或钝化操作。

3、催化剂钝化操作

凡是还原过（包括未还原完全）的催化剂要卸出前，都必须钝化，若生产

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

要长期停车，为了保护催化剂，也必须作钝化处理。未钝化前反应器必须保持正压，禁止空气进入。

钝化系统与还原系统相同，阀门开或关相同。钝化过程与还原过程同为强放热反应，必须注意氮、氧气配比及系统循环气量。钝化过程温度低于60℃，不需外界供热。

钝化具体操作按催化剂使用说明书进行。 7.4.5催化剂的保护

1、在任何情况下，催化剂层温度禁止超过300℃。 2、还原后的催化剂绝对禁止与氧气或空气接触。

3、催化剂使用中应尽量避免中途停车。每停一次车，尽管采取了钝化或氮气保护操作，还是会影响催化剂使用寿命。

4、催化剂的升温和降温都必须缓慢进行，禁止急速升温和降温。 5、在满足生产能力、产率的前提下，催化剂应在低温下操作，有利于延长催化剂使用寿命。

6、绝对禁止含硫、磷、卤素元素等有毒物质混入系统，以免造成催化剂中毒。

7、对装置使用的原料甲醇、脱盐水、氮气、氢气等必须符合要求，严格规范检测程序。

8、如发现有异常特别是反应系统异常，应立即停车分析检查，排除后再开车。

7.4.6特殊保护操作

一般在紧急停车时使用特殊保护措施，若是短时间内正常停车也可采用特殊保护，若长期停车则亦可采用钝化操作来保护催化剂。

1、转化炉现场应随时备有纯氮2～3瓶。并备有氮气压力调节器，并用管线与转化炉进口专用保护氮气进口阀接好。

2、当要采用特殊保护时，先将系统降压至0.2MPa（导热油温度在200℃以下）时，关闭R101进出口阀，开氮气进口阀V1032、V1053A/B，开氮气压力调节器，控制出口压力0.2～0.3MPa，开R101出口管线上排气阀V1056，用～20m3氮气置换反应器，然后关闭V1056阀，封闭反应器。

3、然后系统自然降温、并逐步调节氮气调压阀，维持氮气调节阀出口压力为0.05～0.3MPa（确保转化炉内为正压），直到转化炉特殊保护结束。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

特别注意:在整个特殊保护过程中，一定要保证转化炉内压力不能出现负压。 8.0环保和安全要点

8.1本工艺采用内部自循环工艺流程，除停车和检修外，正常开车时基本上没有三废污染物排出，仅在循环液贮槽V103有少量含CO2、甲醇等释放气排出，其量为2～5Nm3/h,组成如下： 组份 组成VOL% CO2 91.11 CH3OH 1.98 H2O 6.91 因气量小，基本上无毒，可直接排入大气。

8.2汽化塔T101塔底不定期排出少量含甲醇废水，其含量在0.5%以下及微量酸、碱等杂物，99.5%为水，因量小，平均15.0～20.0Kg/h，稀释后可直接排入下水。 8.3安全防护

本工段主要物料为甲醇和氢，属易燃易爆有毒物品，故装置设备管道严禁跑、冒、滴、漏，车间内部要通风良好。

甲醇对人体视神经伤害特别大，严重时会失明，故操作和检修中必须戴好规定防护用品，严防甲醇溅入眼睛内。

本装置严禁烟火，动火必须有动火证。 9.0分析规程

本装置以甲醇和脱盐水为原料，在催化剂作用下，进行甲醇转化制得转化气，经变压吸附分离制得纯氢。

本规程包括催化剂还原分析、原料液分析、甲醇转化过程的控制分析以及产品氢中杂质分析。 分析要求：

正常开车时，每八小时至少对原料液浓度、循环液浓度、转化气组份分析一次，并将分析结果交给工艺人员，确保装置正常运行。

在催化剂还原期间，每半小时分析一次还原气组份，并将分析结果交给工艺人员。 9.1开车前的准备工作 9.1.1仪器调试

按仪器使用说明书对仪器各项指标进行调试，检查仪器是否正常。 9.1.2色谱柱的处理

将两条内径3毫米，长2米的色谱柱分别用10%NaOH及10%HCl溶液清洗，再用水清洗，最后用无水乙醇清洗，并用真空泵抽干、备用。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

9.2催化剂还原过程的分析

按工艺要求，催化剂还原过程使用的氢气、氮气混合气，氢的含量从0.5%逐渐增至10%，最后达到转化炉进出口氢含量相等，还原结束，此过程约56小时。

对氢气、氮气混合气的要求：要求使用的氢气和氮气中的氧含量＜0.2%，因此首先要对所用的氢气和氮气分别测定其氧含量及工艺系统置换过程中的测定。 9.3原料分析

工艺要求进入汽化器的甲醇、水溶液中，甲醇的含量为48-52%. 10.0安全规程 10.1前言

本生产装置是采用上海华西设计院设计的甲醇蒸汽转化制氢工艺。

PSA变压吸附部分

3．5 PSA单元操作 3．5．1任务和目的

从中变气第三分液罐出来的气体含有近6%的甲烷，3%一氧化碳和18%的二氧化碳，其中甲烷和一氧化碳都含有很高的热值，而且一氧化碳和二氧化碳是后续用氢装置的毒物，PSA单元的目的就是把这些毒物除去，得到99%以上的高纯氢，而甲烷和一氧化碳则作为PSA尾气排入到燃料气中烧掉，使得其中的热焓得以回收。

3．5．2工艺原理及方法 （1）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。这种压力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

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

是变压吸附过程。

在变压吸附过程中吸附床内吸附剂杂质的解吸是依靠降低杂质分压实现的。（2）本装置采用的方法是：

① 降低吸附床压力（泄压） ② 用产品组份冲洗

图3-5-1示意说明吸附床的吸附、解吸过程。 常压解吸（见图3－1） 升压过程（A－B）：经解吸再生后的吸附床处于过程的最低压力P1，床内杂质吸附量为Q1（A点）。在此条件下用产品组份升压到吸附压力P3，床内杂质 吸附量Q1不变（B点）。 吸附过程（B－C）：在恒定的吸附压力下原料气不断进入吸附床，同时输出产品组份。吸附床内杂质组份的吸留量逐步增加，当到达规定的吸留量Q3（C点）时停止进入原料气，吸附终止。此时吸附床内仍预留有一部分未吸附杂质的吸附剂（如吸附剂全部被吸附杂质，吸附量可为Q4，C’点）。 顺放过程（C－D）：沿着进入原料气输出产品的方向降低压力，流出的气

常压解吸Q4Q3逆向放压CDE吸附冲洗顺向降压C吸留量Q2Q1PA0真空1大气压升压BPPP2压力3吸附压力图3-5－1 变压吸附循环中吸附－解吸过程示意图

体仍为产品组份，用于别的吸附床升压或冲洗。在此过程中，随床内压力不断下降，吸附剂上的杂质被不断解吸，解吸的杂质又继续被未充分吸附杂质的吸附剂吸附，因而杂质并未离开吸附床，床内杂质吸留量Q3不变。当吸附床降压至D点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为P2。 逆放过程（D－E）：开始逆着进入原料气输出产品的方向降低压力，直到变压吸附过程的最低压力P1（通常接近大气压力），床内大部分吸留的杂质随气流排出塔外，床内杂质吸留量为Q2。 冲洗过程（E－A）：根据实验测定的吸附等温线，在压力P1下吸附床仍有一部分杂质吸留量，为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力进一步降低。在此利用别的吸附床顺向降压过程排出的产品组份，在过程最低压力P1下进行逆向冲洗，不断降低杂质分压使杂质解吸并随冲洗气带出吸附床。经一定程度冲洗后，床内杂质吸留量降低到过程的最低量Q1时，再生终止。至此，吸附床完成一次吸附－解吸再生过程，再次升压进行下一次循环。 3．5．3物流 3．5．3．1原料

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

本单元原料为中变气，原料气组成见表3-5－1： 表3-5－1 原料气组成 组成 H2 N2 CO2 CH4 CO H2O Σ V% 72.33 1.63 17.8 5.62 2.3 0.32 100 原料气进PSA压力：2.1MPa 温度：≤40℃

流量：15360.2Nm3/h 生产负荷调整范围：30％～110％ 3．5．3．2产品

产品为氢气，质量要求：H2≥99.9%；其中：CO +CO2＜10ppm 压力：≥2.05MPa 温度：≤40℃

流量： 10000 Nm3/h 副产品

副产物为解吸气，其组成见表3-5-2： 表3-5－2 解吸气组成 组成 H2 N2 CO2 CH4 CO H2O Σ V% 20.73 4.46 51.01 16.10 6.59 0.92 100 解吸气 压力：0.05MPa 温度：40℃ 气量：5360.2 Nm3/h 3．5．4工艺设备

本单元配置有下列工艺设备： 设备名称 吸附器 顺放气罐 解吸气缓冲罐 位号 T－401/A～H V－401 V－402 8台 一台 1台 用途 吸附原料气中的杂质组分 顺放气缓冲 减少解吸气输出压力波动 解吸气混合罐 V－403 1台 减少解吸气输出压力和组成波动 其中吸附器是本装置的核心设备，吸附器内有三种类型吸附剂，

活性氧化铝、活性炭、C分子筛分层装填方式见图3-5－2所示： 3．5．5工艺流程

本PSA-H2装置流程简图由图3-5－3

① ②产品氢 原料气 PSA—H2 解吸气缓冲罐 ③解吸气 3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

图3-5-3 工艺流程简图

原料气(点①)在2.1MPa、40℃下进入由8个吸附器（T－401/A～H）及一系列程控阀组成的变压吸附系统。PSA系统采用8塔操作，二塔同时进料四次均压，常压解吸工艺流程。原料气由入口端自下而上通过二个正处于吸附步骤的吸附器，器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分，弱吸附的氢组分作为产品气从出口端流出。其余六塔分别进行其它步骤的操作，八个塔交替循环工作，时间上相互交错，以此实现原料气不断的输入，产品气稳定输出界外（点②）的目的。

PSA系统的解吸气来自逆放、冲洗步骤，在逆放步骤开始压力较高（逆放压力P≥0.1MPa）部分解吸气先进入解吸气缓冲罐(V－402)，经调节阀PV－406降压后排入解吸气混合罐（V－403）；逆放压力较低部分的解吸气以及冲洗步骤的冲洗气通过调节阀XV-407也一起排入解吸气混合罐（V－403）混合后稳定送出界外（点③）。

3．5．6装置运行方式

本装置可在下列四种运行方式中选择一种进行操作，正常情况下以8－2－4/P工艺方式运行。 在线吸同时吸附的均压吸附床再原料负装置H2提取运行方式 附器数 吸附器数 次数 生步骤 荷% 率保证值％ 8－2－4/P 8 2 4 逆放、冲洗 100 89 7－2－3/P 7 2 3 逆放、冲洗 100 85 6－2－2/P 6 2 2 逆放、冲洗 100 82 4－1－2/P 4 1 2 逆放、冲洗 50 80 3．5．7变压吸附工艺步骤

本装置中变压吸附系统由8台吸附器、58台程序控制阀以及10组调节阀通过管线连接构成。每台吸附器与7台程控阀相连，入口端连接2台、出口端连接5台。程控阀位号的编制说明如下：

KV X × 吸附器 A～H 功能代号 1—原料进口阀 2—产品出口阀 3—逆向放压、冲洗出口阀 4—顺放阀 5—一均、最终升压阀 6—冲洗进口阀 7—二、三，四均阀 8－逆放总阀

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

程序控制阀字符代号及仪表分

图3－5-4 程序控制阀位号的编制说明

3．5．7．1 8－2－4/P运行方式

（1）工艺步骤

以8－2－4/P方式运行时，其中二台吸附器处于进入原料气、产出氢气的吸附步骤，其余六台吸附器处于吸附剂再生的不同步骤。每个吸附器经历相同的步骤程序，以表3-5-3方式排列，即可达到原料气不断输入、产品氢连续稳定输出。

表3－5-3 8－2－4/P工艺时序表 分周期 1 2 3 4 5 6 7 8 压力1.71.0.0.40.00.40.40.0.1.1.1.2.2 0.2 0.05 2.2 MPa 6 33 9 6 5 6 6 9 9 33 33 76 时间240 40 40 40 40 80 40 80 40 40 40 40 40 40 40 80 （S） T-401/E2E3E3E2E1A E1D E4D PP D P E4R IS IS IS FR A D D R R R V-7115E1E2E3E4E3E2FR A E1D E4D PP D P IS IS IS /2 R D D R R R V-7115E2E1E2E3E4E4E3IS IS FR A E1D PP D P IS /3 R R D D D R R V-7115E4E3E2E3E4IS IS IS E1R FR A E1D E2D PP D P /4 R R R D D V-7115E4E3E1E2E4D P IS IS E2R IS E1R FR A E3D PP /5 R R D D D V-7115E4E3E2E1E2E3PP D P E4R IS IS IS E1R FR A /6 D R R D D D V-7115E1E2E3E4E3E2PP D P E4R IS IS IS E1R FR A /7 D D D D R R V-7115E1E2E3E3E1A E4D PP D P E4R IS IS E2R IS FR A /8 D D D R R （2）过程说明

现以第一吸附器（T－401/A）在一次循环内经历各个步骤为例，对本装置变压吸附工艺过程进行说明。 吸附（A）：

开启程控阀KV1-1和KV2-1（关闭与吸附器T－401/A相连的其它阀门，下同）。 原料气由阀KV1-1进入并自下而上通过吸附器T－401/A，原料气中的杂质组份被吸附、分离，获得的氢气通过阀KV2-1流出。当被吸附杂质的吸附前沿移动到吸附器一定位置时，关闭KV1-1和KV2-1，停止原料气进入和产品输出。此时吸附器中吸附前沿至出口端之间还留有一段未吸附杂质的吸附剂。

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

过程压力：2.2MPa 步骤执行时间：～240s

第一级压力均衡降（简称一均降、E1D）： 开启程控阀KV5-1和KV5-4。

吸附器T－401/A吸附步骤停止后，与刚结束二均升（E2R）步骤的吸附器T－401/D以出口端相连进行第一级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV5-1一均降步骤结束（继续开启阀KV5-4，用于T－401/D下一步的最终升压步骤）。

过程压力：由2.2MPa下降至1.76MPa 步骤执行时间：～40s

第二级压力均衡降（简称二均降、E2D）： 开启程控阀KV7-1和KV7-5。

吸附器T－401/A一均降步骤停止后，与刚结束三均升（E3R）步骤的吸附器T－401/E以出口端相连进行第二级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-5二均降步骤结束（继续开启阀KV7-1，用于T－401/A下一步三均降）。

过程压力：由1.76MPa下降至1.33MPa 步骤执行时间：～40s

第三级压力均衡降（简称三均降、E3D）： 开启程控阀KV7-6，继续开启阀KV7-1。

吸附器T－401/A步骤二均降停止后，与刚结束四均升（E4R）步骤的吸附器T－401/F以出口端相连进行第三级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-6三均降步骤结束（继续开启阀KV7-1，用于T－401/A下一步四均降）。

过程压力：由1.33MPa下降至0.9MPa 步骤执行时间：～40s

第四级压力均衡降（简称四均降、E4D）： 开启程控阀KV7-7，继续开启阀KV7-1。

吸附器T－401/A三均降步骤停止后，与刚结束冲洗（P）步骤的吸附器T－401/G以出口端相连进行第四级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-1，KV7-6四均降步骤结束。 过程压力：由0.9MPa下降至0.46MPa 步骤执行时间：～40s

顺向降压（简称顺放、PP）：

开启程控阀KV4-1、KV6-8和调节阀HV-502，继续开启阀KV3-8。

吸附器T－401/A四均降步骤停止后，吸附器T－401/A中的顺放气通过阀

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

步骤执行时间：～40s

第一级压力均衡升（简称一均升、E1R）： 开启阀KV5-1和KV5-5。

吸附器T－401/A与刚结束吸附（A）步骤的吸附器T－401/E以出口端相连进行第一级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的压力升高，当这两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV5-5，一均升步骤结束（继续开启阀KV5-1，用于吸附器T－401/A下一步的最终升压步骤）。 过程压力：由1.12MPa上升至1.66MPa 步骤执行时间：～40s

最终升压（简称终充、FR）：

开启终充流量调节阀HV-501，继续开启阀KV5-1。

经三次均压升步骤后，吸附器T－401/A最终用产品气通过调节阀HV-501限流使其逐步达到吸附压力。当压力接近吸附压力后，关闭阀KV5-1，HV-502，终充步骤结束。

过程压力：由1.66MPa上升至2.1MPa 步骤执行时间：～80s

至此，吸附器T－401/A的吸附、再生过程全部结束，紧接着进行下一次循环。 过程叙述中的步骤执行时间及过程压力是说明性的，装置在实际运行中可根据原料气流量、组成和压力的变化随时对时间和压力进行调整。 3．5．7．3 6－2－2/P运行方式 （1）工艺步骤

以6－2－2/P方式运行时，其中二台吸附器处于进入原料气、产出氢气的吸附步骤，其余四台吸附器处于吸附剂再生的不同步骤。每个吸附器经历相同的步骤程序，以表3－5-5方式排列，即可达到原料气不断输入、产品氢连续稳定输出。

表3－5-5 6－2－2/P工艺时序 分周1 2 3 4 5 6 期 时间，240 40 40 40 80 40 80 40 40 80 S 压力，2.2 1.48 1.48 0.76 0.2 0.05 0.05 0.76 1.48 2.2 MPa 1 A E1D IS E2D PP D P E2R E1R FR 吸 2 E1R FR A E1D IS E2D PP D P E2R 附 3 P E2R E1R FR A E1D IS E2D PP D 器 4 PP D P E2R E1R FR A E1D IS E2D 3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

5 E1D IS E2D PP D 6 A E1D IS E2D P PP E2R E1R FR A D P E2R E1R FR A （2）过程说明

现以切除第七吸附器（T－401/G）、第八吸附器（T－401/F）的运行方

式说明6－2－2/P运行的主要过程，以第一吸附器（T－401/A）为例说明在一次循环周期内各工艺步骤的工艺过程。 吸附（A）：

开启程控阀KV1-1和KV2-1（关闭与吸附器V－T－401/A相连的其它阀门，下同）。

原料气由阀KV1-1进入并自下而上通过吸附器T－401/A，原料气中的杂质组份被吸附、分离，获得的氢气通过阀KV2-1流出。当被吸附杂质的吸附前沿移动到吸附器一定位置时，关闭KV1-1和KV2-1，停止原料气进入和产品输出。此时吸附器中吸附前沿至出口端之间还留有一段未吸附杂质的吸附剂。 过程压力：2.1MPa 步骤执行时间：～240s

第一级压力均衡降（简称一均降、E1D）： 开启程控阀KV5-1和KV5-4。

吸附器T－401/A吸附步骤停止后，与刚结束二均升（E2R）步骤的吸附器T－401/D以出口端相连进行第一级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV5-1一均降步骤结束（继续开启阀KV5-4，用于T－401/D下一步的最终升压步骤）。

过程压力：由2.1MPa下降至1.48MPa 步骤执行时间：～40s

隔离（IS）：

此时与吸附器T－401/A相连的程控阀均处于关闭状态，吸附器T－401/A压力不变。

过程压力：保持在1.48MPa 步骤执行时间：～40s

第二级压力均衡降（简称二均降、E2D）： 开启程控阀KV7-1和KV7-5。

吸附器T－401/A一均降步骤停止后，与刚结束冲洗（P）步骤的吸附器T－401/E以出口端相连进行第二级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-1和KV7-5二均降步骤结束。 过程压力：由1.48MPa下降至0.76MPa 步骤执行时间：～40s

顺向降压（简称顺放、PP）：

开启程控阀KV4-1、KV6-6和调节阀HV-502，继续开启阀KV3-6。

吸附器T－401/A二均降步骤停止后，吸附器T－401/A中的顺放气通过阀

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

KV4-1、顺放调节阀HV-502、阀KV6-6自上而下对刚结束逆放（V）步骤的吸附器T－401/E 进行冲洗，冲洗气经阀KV3-6、KHV-501排入解吸气混合罐V－402。顺放过程中吸附器

T－401/A1压力进一步下降，其吸附前沿继续朝出口端方向推进，压力降至～0.2MPa时关闭阀KV4-1、KV6-6、KV3-6、KHV-501-2、HV-502，顺放步骤结束，此时其吸附前沿刚好到达出口端。 过程压力：由0.76MPa下降至0.2MPa 步骤执行时间：～80s

逆向放压（简称逆放、D）： 开启阀KV3-1和KV8A。

吸附器T－401/A内较高压力部分气体，通过阀KV3-1和KV8A逆向放压排入解吸气缓冲罐V－402，当T－401/A1和V－402接近平衡时，关闭阀KV8A，继续开启阀KV3-1同时开启调节阀KHV-501-1，吸附器T－401/A内逆放压力较低的气体通过阀KV3-1和调节阀KHV-501汇同通过调节阀PV-503A降压的解吸气缓冲罐中的气体，一起通过解吸气混合罐 V－403送出界外，当吸附器T－401/A压力接近解吸气输出压力时逆放步骤结束（继续开启阀KV3-1、KHV-501-1，用于T－401/A下一步冲洗）。

过程压力：由0.20MPa下降至0.05MPa 步骤执行时间：～40s

冲洗（P）：

开启阀KV6-1、KV4-2和调节阀HV-502，继续开启阀KV3-1和调节阀KHV-501-1。

利用刚结束二均降（E2D）步骤的吸附器T－401/B的顺放气对吸附器T－401/A进行冲洗，进一步降低吸附器T-401/A中的杂质分压，使吸附剂得到充分再生。冲洗气经阀KV3-1、KHV-501-1排入解吸气混合罐V－403。当吸附器T－401/B的压力降至规定值时，关闭阀KV6-1、KV3-1、KV4-2和调节阀HV-502、KHV-501-1，冲洗步骤结束。

过程压力：保持在0.05MPa 步骤执行时间：～80s

第二级压力均衡升（简称二均升、E2R）： 开启阀KV7-1和KV7-3。

吸附器T－401/A与刚结束一均降（E1D）步骤的吸附器T－401/C以出口端相连进行第二级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的压力升高，当这两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-1和 KV7-3，二均升步骤结束。 过程压力：由0.05MPa上升至0.76MPa 步骤执行时间：～40s

第一级压力均衡升（简称一均升、E1R）： 开启阀KV5-1和KV5-4。

吸附器T－401/A与刚结束吸附（A）步骤的吸附器T－401/D以出口端相连进行第一级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的压力升高，当这两台吸附器

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

压力基本相等时，关闭阀KV5-4，一均升步骤结束（继续开启阀KV5-1，用于吸附器T－401/A下一步的最终升压步骤）。 过程压力：由0.76MPa上升至1.48MPa 步骤执行时间：～40s

最终升压（简称终充、FR）：

开启终充流量调节阀HV-501，继续开启阀KV5-1。

经二次均压升步骤后，吸附器T－401/A最终用产品气通过调节阀HV-501限流使其逐步达到吸附压力。当压力接近吸附压力后，关闭阀KV5-1，HV-502，终充步骤结束。

过程压力：由1.48MPa上升至2.1MPa 步骤执行时间：～80s

至此，吸附器T－401/A的吸附、再生过程全部结束，紧接着进行下一次循环。 过程叙述中的步骤执行时间及过程压力是说明性的，装置在实际运行中可根据原料气流量、组成和压力的变化随时对时间和压力进行调整。 3．5．7．4 5－1－2/P运行方式 （1）工艺步骤

以5－1－2/P方式运行时，其中一台吸附器处于进入原料气、产出氢气的吸附步骤，其余三台吸附器处于吸附剂再生的不同步骤。每个吸附器经历相同的步骤程序，以表3－4方式排列，即可达到原料气不断输入、产品氢连续稳定输出。

表3－5-5 5－1－2/P工艺时序

分周期 1 2 3 4 时间s 240 40 160 40 40 160 40 40 200 压力MPa 2.2 1.38 1.08 0.57 0.05 0.05 0.57 1.08 2.2 1 A E1D PP E2D D P E2R E1R FR 3 E1R FR A E1D PP E2D D P E2吸 R 附 5 D P E2R E1R FR A E1D PP E2器 D 7 E1D PP E2D D P E2R E1R FR A （2）过程说明

现以单系列运行时的5－1－2/P的循环过程简要说明其运行过程。以

第一吸附器（T－401/A）为例说明在一次循环周期内各工艺步骤的工艺过程。 吸附（A）：

开启程控阀KV1-1和KV2-1（关闭与吸附器T－401/A相连的其它阀门，下同）。 原料气由阀KV1-1进入并自下而上通过吸附器T－401/A，原料气中的杂质组份被吸附、分离，获得的氢气通过阀KV2-1流出。当被吸附杂质的吸附前沿移动到吸附器一定位置时，关闭KV1-1和KV2-1，停止原料气进入和产品输出。此时吸附器中吸附前沿至出口端之间还留有一段未吸附杂质的吸附剂。 过程压力：2.1MPa 步骤执行时间：～240s

3000Nm3/h甲醇裂解-PSA制氢

第一级压力均衡降（简称一均降、E1D）： 开启程控阀KV5-1和KV5-5。

吸附器T－401/A吸附步骤停止后，与刚结束二均升（E2R）步骤的吸附器T－401/E以出口端相连进行第一级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV5-1一均降步骤结束（继续开启阀KV5-5，用于T－401/E下一步的最终升压步骤）。

过程压力：由2.1MPa下降至1.38MPa 步骤执行时间：～40s

顺向降压（简称顺放、PP）：

开启程控阀KV4-1、KV6-7和调节阀HV-502，继续开启阀KV3-7。

吸附器T－401/A二均降步骤停止后，吸附器T－401/A中的顺放气通过阀KV4-1、顺放调节阀HV-502、阀KV6-7自上而下对刚结束逆放（V）步骤的吸附器T－401/F进行冲洗，冲洗气经阀KV3-6、KHV-501-1排入解吸气混合罐V－403。顺放过程中吸附器

T－401/A压力进一步下降，压力降至～1.08MPa时关闭阀KV4-1、KV6-7、KV3-7、KHV-501-1、HV-502，顺放步骤结束。。顺放过程中吸附器T－401/A的吸附前沿朝出口端方向推进，但仍未达到其出口端。 过程压力：由1.38MPa下降至1.08MPa 步骤执行时间：～160s

第二级压力均衡降（简称二均降、E2D）： 开启程控阀KV7-1和KV7-7。

吸附器T－401/A一均降步骤停止后，与刚结束冲洗（P）步骤的吸附器T－401/F以出口端相连进行第二级压力均衡，均压过程中吸附器T－401/A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，均压结束时刚好达到其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KV7-1和KV7-7二均降步骤结束。 过程压力：由1.08MPa下降至0.57MPa 步骤执行时间：～40s

逆向放压（简称逆放、D）： 开启阀KV3-1和KV8A。

吸附器T－401/A内较高压力部分气体，通过阀KV3-1和KV8A逆向放压排入解吸气缓冲罐V－402，当T－401/A和V－402接近平衡时，关闭阀KV8A，继续开启阀KV3-1同时开启调节阀KHV-501-1，吸附器T－401/A内逆放压力较低的气体通过阀KV3-1和调节阀KHV-501-1汇同通过调节阀PV-503A降压的解吸气缓冲罐中的气体，一起通过解吸气混合罐 V－403送出界外，当吸附器T－401/A压力接近解吸气输出压力时逆放步骤结束（继续开启阀KV3-1、KHV-501-1，用于T－401/A下一步冲洗）。

过程压力：由0.57MPa下降至0.05MPa 步骤执行时间：～40s

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/0sjd.html