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1、 第一章概述第一节 装置概况及特点1. 装置概况 装置工业氢生产能力为1200 nm3/h 工业氢。装置技术采用上海华西化工科技有限公司的轻烃水蒸气转化造气、变压吸附（PSA）净化工艺专有技术路线。该装置由原料气压缩、原料气精制、轻烃水蒸气转化、中温变换、PSA以及余热回收等部分组成。2. 制氢装置组成原料气压缩 原料气精制 转化 中温变换 PSA单元3. 生产规模设计生产能力为1200nm3/h工业氢 ，最大生产能力为1200nm3/h工业氢。年开工时数为8000小时。第二节 生产流程简述一.工艺流程简述1. 原料气压缩部分来自装置外的天然气与循环氢混合后进入原料气缓冲罐（V101），经原料
2、气压缩机（C101A.B）升压后后进入转化炉对流段中，预热至380进入加氢脱硫部分。1.2 加氢脱硫部分预热后的原料气，进入加氢反应器（R101），在加氢催化剂的作用下发生有机硫转化反应，使有机硫转化为无机硫，然后再进入氧化锌脱硫反应器（R102A.B），在此氧化锌与硫化氢发生脱硫反应，脱除原料中的硫。精制后的气体中硫含量小于0.2ppm，进入转化部分。1.3 转化部分精制后的原料气在进入转化炉（F101）之前，按水碳比3.5与2.2MPa水蒸汽混合，再经转化炉对流段（原料预热段）预热至500，由上集合管进入转化炉辐射段。转化炉管内装有转化催化剂，在催化剂的作用下，原料气与水蒸气发生复杂的转化
3、反应。整个反应过程表现为强吸热反应，反应所需的热量由设在转化炉顶部的气体燃料烧嘴提供。出转化炉的高温转化气(出口温度为820)经转化气蒸汽发生器（E101）发生中压蒸气后，温度降至280320，进入中温变换部分。1.4 中温变换部分由转化气蒸汽发生器（E101）来的300360转化气进入中温变换反应器（R103），在催化剂的作用下发生变换反应，将变换气中CO含量降至3%（干基）左右。中变气经锅炉给水预热器（E102）预热锅炉给水、除盐水预热器（E103）预热除盐水回收大部分的余热后，再经中变气水冷却器（E104）降温至40，并经分水后进入PSA部分。1.5 PSA部分来自中温变换部分的中变气压
4、力1.6MPa.G、温度40，进入界区后，自塔底进入吸附塔T201AE中正处于吸附工况的塔，在其中多种吸附剂的依次选择吸附下，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界区。当吸附剂吸附饱和后,通过程控阀门切换至其它塔吸附,吸附饱和的塔则转入再生过程。在再生过程中，吸附塔首先经过连续三次均压降压过程尽量回收塔内死空间氢气，然后通过顺放步序将剩余的大部分氢气放入顺放气罐(用作以后冲洗步序的冲洗气源)，再通过逆放和冲洗两个步序使被吸附杂质解吸出来。逆放解吸气进入解吸气缓冲罐（V201），冲洗解吸气进入解吸气缓冲罐（V202），然后经调节阀调节混合后
5、稳定地送往造气工段，用作燃气。PSA部分的具体工作过程如下：（以A塔为例叙述）1) 吸附过程原料气自塔底进入吸附塔A，在吸附压力下，选择吸附所有杂质，不被吸附的氢气作为产品从塔顶排出。当吸附前沿（传质区前沿）到达吸附剂预留段的下部时停止吸附。2）一均降压过程吸附结束后，A塔停止进原料，然后通过程控阀与刚完成二均升步骤的塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就均入相应的塔得以回收，直到两塔的压力基本相等时，结束一均降过程。3）二均降压过程一均降压结束后，A塔又通过程控阀与刚完成三均升步骤的塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入相应的塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结
6、束二均降压过程。4）三均降压过程二均降压结束后，A塔又通过程控阀与刚完成冲洗再生的塔相连进行均压，这时A塔死空间内的高压氢气就接着均入该塔，得以继续回收。直到两塔的压力基本相等时，结束三均降压过程。5) 顺放过程三均降压过程结束后，A塔压力已降至0.3MPa左右,这时A塔通过程控阀将塔内剩余的部分氢气放入顺放气罐V201直到压力降至0.22MPa左,结束顺放过程。6) 逆放过程顺放过程结束后，A塔压力已降至0.22MPa左右,这时,杂质已开始从吸附剂中解吸出来，于是打开逆放程控阀，逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.03MPa左右。逆放出的解吸气被送入解吸气缓冲罐V202。7) 冲洗过程逆着吸附方
7、向，用顺放气罐中的气体经程控阀和调节阀对吸附塔进行冲洗。使被吸附组分从吸附剂中完全解吸出来送入解吸气缓冲罐V202。8）三均升压过程冲洗过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成二均降压步骤的塔相连进行均压升压，这时该塔死空间内的高压氢气就流入A塔被回收，同时A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。9）二均升压过程三均升压过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成一均降压步骤的塔相连进行均压升压，回收该塔死空间内的高压氢气，同时A塔压力得以继续上升，直到两塔压力基本相等。10）一均升压过程二均升压过程结束后，A塔通过程控阀与刚完成吸附步骤的塔相连进行均压升压回收该塔死空间内的高压氢气，同时A塔压力得以继续
8、上升，直到两塔压力基本相等。11) 产品气升压过程经连续三次均压升压过程后，A塔压力已升至1.3MPa左右,这时用产品氢对吸附塔进行最后的升压，直到使其达到吸附压力。经过以上步骤后，A塔的吸附剂得到了完全再生，同时又重新达到了吸附压力，因而已可无扰动地转入下一次吸附。各吸附塔的工作过程与A塔均完全相同，只是在时间上互相错开一个吸附时间，五个塔交替吸附即可实现连续分离提纯氢气的目的。1.6 工艺冷凝水回收系统在转化炉前配入的工艺蒸汽，一部分参与转化、变换反应生成了H2、CO、CO2 ,另外一部分则在热交换过程中被冷凝，并在中变气分水罐中被分离出来。分离的工艺冷凝水，直接进入除氧器，除氧后作为锅炉
9、给水回收利用。1.7 热回收及产汽系统除盐水除氧系统自装置外来的除盐水进入V109与中变气分液罐的酸性水混合后通过除盐水泵P102经除盐水预热器(E103)预热至105左右，然后进入除氧器及水箱(V104)。除氧用蒸汽自装置内部来。除氧水经过锅炉给水泵(P101A、B)升压后送至中压产汽系统。中压产汽系统来自中压锅炉给水泵（P101A、B）的除氧水经过锅炉给水预热器(E102)、预热至饱和温度后进入中压汽水分离器(V103)中。饱和水通过自然循环方式经转化炉对流段的蒸发段及转化气蒸汽发生器（E101）发生饱和蒸汽。该饱和蒸汽一部分供造气单元自用，其余减压至1.0MPa送出装置至1.0MPa蒸汽
10、管网。加药系统及排污系统固体的磷酸三钠加入V109中，溶解在除盐水中。经P102随除盐水进入中压产汽系统。为了减少系统的热损失和保护环境，系统还设置了定期排污扩容器(V107)。排污水送入定期排污扩容器，并加入新鲜水冷却至50以下排放。2. 主要工艺过程操作条件2.1 加氢反应器（R101）入口温度 280380 出口温度 260370入口压力 MPa2.15 出口压力 MPa2.13 加氢催化剂装量 m3 0.322.2 氧化锌脱硫反应器（R102A、B）入口温度 260370出口温度 250360入口压力 MPa2.13出口压力 MPa2.1氧化锌脱硫剂装量m3 0.3222.3 转化炉辐
11、射段入口温度 400600出口温度 760820 入口压力 MPa2.05出口压力 MPa1.80碳空速 h1 627水碳比 mol/mol3.03.5催化剂装量 m30.62.4 中温变换反应器入口温度 280320 出口温度 320360入口压力 MPa1.78出口压力 MPa1.75空速(干) h1 1883催化剂装量 m3 0.782.5 PSA部分吸附塔各步骤操作条件：序号步 骤压力（MPa G）温度（）1吸附（A）1.6402一均降（E1D）1.61.28403二均降（E2D）1.280.86404三均降（E3D）0.860.44405顺放（PP）0.440.25406逆放（D）0
12、.250.07407冲洗（P）0.070.03408三均升（E3R）0.020.44409二均升（E2R）0.440.864010一均升（E1R）0.861.284011产品气升压（FR）1.281.640PSA单元工艺步序表：步序1234567891011121314151617181920时间T1T2T3T4T1T2T3T4T1T2T3T4T1T2T3T4T1T2T3T4T201AAE1DOE2DE3DPPDPE3ROE2RE1RFRT201BE1RFRAE1DOE2DE3DPPDPE3ROE2RT201CE3ROE2RE1RFRAE1DOE2DE3DPPDPT201DE3DPPDPE3R
13、OE2RE1RFRAE1DOE2DT201EE1DOE2DE3DPPDPE3ROE2RE1RFRA说明：A: 吸附 E1DE3D：13次均压降压 PP：顺放 O：隔离D：逆放 E1RE3R：13次均压升压 P：冲洗 FR：产品升压第三节 催化剂性质及主要技术规格催化剂名称加氢催化剂氧化锌脱硫剂转化催化剂中变催化剂型号T201T305Z412/Z413FB123外观兰灰色条状灰白或淡黄色条状灰黄色/浅灰色七筋车轮状黑褐色圆柱状规格 mm341044101691616969堆密度 kg/l0.60-0.801.11.30.951.2/0.951.11.31.5侧压强度N/cm8040250N/颗/
14、450 N/颗200活性组分Co、MoZnONiOFe3O4比表面积 m2 /g3040使用空速 h-1100030001000300050010004002500使用温度 320400200400300340使用压力MPa2.04.0常压4.00.52.0一次装入量t(m3)0.25(0.314)0.76（0.628）0.66（0.6）1.05（0.78）使用设备R101R102A.BF101R103主要生产厂家西北化工研究院西北化工研究院齐鲁石化公司研究院西北化工研究院备注定货时考虑5的富裕量1. 催化剂性质及主要技术规格2. 吸附剂、瓷球及填料性质及主要技术规格催化剂名称活性氧化铝硅胶活
15、性炭分子筛惰性氧化铝填料型号GL-H2XSI-01XBC-15BHX5A-98H外观白色球状透明颗粒黑色柱状米色球状白色球状白色环规格 mm35231.52231538堆密度 t/m30.70.750.530.781.60.281侧压强度N/cmAl2O3含量，%404040材质使用空速 h-1使用温度 600一次装入量t(m3)0.75(1.05)0.75(1.0)18.00(30.5)9.00（11.5）根据反应器确定0.03（0.1）使用设备T201A-ET201A-ET201A-ET201A-ER101R102A.BR103V104生产厂家上海华西化工科技有限公司备注定货时考虑5的富裕
16、量第四节原料及产品的主要技术规格1.原料 装置原料为天然气，其规格要求如下：1.1.天然气 序号组成天然气摩尔分率V%1CH494.242C2H61.83C3H80.594C4H100.095C5H120.035C6H140.097CO22.888N20.289H2S20mg/m3n温度,40压力Mpa(G)0.42. 产品规格2.1 主要产品规格工业氢规格: 组分H2 99.99CH42 PPmCO1 PPmCO25 PPm出装置温度 40出装置压力 0.9MPa(G)2.2 装置的副产品装置的副产品为PSA部分的解吸气，该解吸气直接作为转化炉的燃料。第二章 工艺流程说明及原理第一节 工艺流
17、程说明压力为0.4MPa的天然气进装置并与装置所产部分工业氢气以一定比例混合后在压缩机入口缓冲罐（V101）缓冲。然后经压缩机（C101/A.B）压缩到2.2MPa进入转化炉（F101）对流室加氢原料加热段加热到约380后进入加氢反应器（R101），在此原料气体中的烯烃被饱和，有机硫转化为H2S。出口约370的加氢生成气进入两台串联的脱硫反应器（R102/A.B），在反应器内H2S被氧化锌吸附生成硫化锌，脱硫后的气体中H2S要求0.5PPm。脱硫后的原料气与装置内产的2.2MPa水蒸气按H2O/C=3.5的比例混合，进入转化炉（F101）对流室转化原料预热段加热到约500进转化炉管，在转化炉管
18、内原料气与水蒸气反应生成H2、CO、CO2和部分残余甲烷，甲烷的干基含量6%(V)。出口约820830 、1.8MPa高温转化气进入转化气余热锅炉（E101）的管程与壳程的锅炉给水换热发生2.2MPa水蒸汽，转化气则降至300左右进入中温变换反应器(R103)，在反应器内CO与水蒸汽继续反应，生成CO2和氢气,出口的中变气CO含量3%(V)。中温变换反应为放热反应，反应出口温度约为405.上述中变气再分别经锅炉给水预热器（E102/A.B）与锅炉给水换热至151，经除盐水预热器（E103）换热至138，再经中变气-冷却水换热器冷却至40后经分液罐（V102）分液后进入PSA单元。中变气在PSA
19、单元中经物理吸附，在吸附塔（T201/A.E）顶引出产品氢气送出装置。吸附罐再生阶段分出的低压尾气经缓冲罐(V202)稳压均质后连续供作转化炉（F101）的燃料。由中变气分液罐（V102）分出的酸性冷凝水与装置外来的除盐水混和后进入脱氧槽。脱氧水作为装置内废热锅炉的锅炉给水供发生中压蒸汽之用。温度约930的转化炉（F101）辐射段出口的烟道气依次进入转化炉对流段的转化原料预热段、加氢原料加热段，蒸汽发生段，空气预热段，烟道气被冷却至约200经引风机（C102）排入烟囱。被加热至约200的热空气由鼓风机（C103）送往转化炉顶部的混合燃烧器为PSA尾气、瓦斯燃料的燃烧提供风量。由转化炉对流段，转
20、化气废热锅炉产生的 2.2MPa水蒸汽经过汽包（V103）分液后大部分作为转化工艺所需的水蒸汽被消耗，多余部分经压控阀（PV311）并入1.0MPa蒸汽管网。第二节 工艺原理（一）原料的净化在烃类蒸汽转化法生产氢气的过程中，使用多种催化剂，它们都几乎易受硫化物的毒害而不同程度地失去活性，并对设备造成腐蚀破坏，现在认为，原料中的氯含量过高，也会对制氢过程中的催化剂和设备造成损害，有时甚至是很严重时，因此，从原料中除去硫、氯等杂质，至一个较低的程度是必要的，我装置设计进装置原料（天然气）的含硫量较低。加氢精制后原料的含硫量降至0.5PPm以下以保护后边催化剂的活性。反应机理原料烃中的硫化物以多种形
21、态存在，一般分为无机硫化物和有机硫化物。有机硫化物不能在氧化锌脱硫剂上直接反应被脱除，必须经加氢转化成无机硫化物硫化氢后方可被氧化锌脱硫剂吸附脱除，有机硫化物在原料中一般有硫醇、硫醚、二硫醚和环状硫化物（噻吩及其衍生物）等，原料中的硫化物绝大部分是有机硫化物。钴钼加氢催化剂也能将轻油中的其它杂质如砷、铅等部分脱除。下面以脱硫反应为例，说明原料的加氢净化过程：硫醇加氢 RSH+H2 = RH+H2S硫醚加氢 RSR+2H2 = RH+RH+H2S噻吩加氢 C4H4S+4H2 = nC4H10+H2S二硫化碳加氢 CS2+4H2 = CH4+2H2S氧化锌脱硫 H2S+ZnO = ZnS+H2O（
22、汽）以上反应都是放热反应，平衡常数很大，因此，我们提供一个能保证反应速度足够快的反应温度，有机硫的转化与脱除是很完全的。操作参数一、温度 加氢净化反应都是放热反应。平衡常数的数值都很大，只要反应速度足够快，有机硫的转化是很完全的。一般控制温度340400进行，反应速度随硫化合物的类型而有很大不同。噻吩一类的化合物较难反应，同一系列化合物中，分子量愈大都愈易反应，我装置设计加氢系统温度360，最高不得超过420，以防烃类热裂解而造成结碳。二、氢分压 加氢反应速度在压力一定的情况下，氢分压增加，反应速度加快。但同时操作费用会上升，也会受到设备材质方面的限制，设计氢气过量率2.5。（二） 烃类的蒸汽
23、转化烃类的蒸汽转化是以烃类为原料，在催化剂作用下使组成CnHm的烃类和水蒸汽反应，转化为气体H2和CO，同时伴生CO2和少量残余的CH4，其中H2是我们装置的目的产物，而CO再通过后面的中温变换反应继续与H2O生成H2和CO2。装置转化炉出的转化气中H2，浓度约为71%，甲烷含量6.0%（干基）反应机理CH4+H2O（蒸汽）= CO+3H2-206000KJ/KgmolCO+H2O（蒸汽）= CO2+H2+41200KJ/Kgmol第一反应叫转化反应，第二反应叫变换反应，两个反应均可逆反应，在转化反应操作温度范围内，两反应的化学平衡均存在，所以气体在平衡状态下总会有一定量的CH4、CO、CO2
24、、H2和H2O（汽）五种成分。烃类原料中除含有CH4外，还含有碳数更多的烃类。这些高级烃类与水蒸汽反应的平衡常数都很大，亦即高级烃的平衡浓度非常小，因此，认为较高烃类的转化是完全的，其反应通式如下：CnHm+nH2O（蒸汽）=nCO+（n+m/2）H2-Q实际上，转化炉内进行烃类蒸汽转化反应是很复杂的。一方面有大分子烃类的裂解，产生小分子的烃类直至CH4，另一方面，裂解产物又发生聚合、缩合反应，直至生成焦碳。这些反应与转化反应一起构成了一个极复杂的平行、顺序反应体系，而且不可避免地造成了转化催化剂的表面结碳，降低转化催化剂的活性，严重时会酿成事故。操作参数由转化反应方程式可以看出，转化反应过程
25、是吸热，体积增大的可逆反应，从热力学上来看，提高水碳比（H2O分子和烃类中碳原子数目比）降低压力，提高反应温度，都会使反应向有利于烃类转化的方向进行。一、压力从平衡移动的角度来讲，低压有利于反应的正向进行，但我们选择的操作压力并不是很低，为2.0MPa左右，原因主要是出于以下三方面考虑，第一，加压可以节省后续用氢单位设备的压缩功率，第二，在一定程度内加压可以节省设备投资，第三，加压有利于生产余热的利用。二、温度从反应本身说，提高温度对反应平衡和反应速度都有好处。转化炉管气体入口温度高一点可以降低转化炉辐射段的热负荷，而且可以使原料气进入炉管炉很快可以达到反应温度，从而提高了催化剂的生产能力。但
26、温度不是说可以无限制的提高，一方面受加热炉热负荷的限制，另一方面受设备材质的限制，而且较高的温度烃类在高温环境中可能会析碳结焦。一般控制炉管出口转化气温度在800820，设计炉管入口温度500，出口820。转化炉出口温度的高低，直接影响转化气中甲烷含量。温度升高，甲烷含量会降低，为保证原料的利用率及工业氢的纯度，控制转化炉出口转化气中甲烷浓度6%（干、体）。三、水碳比水碳比是转化时加入的水蒸汽分子数与原料烃的碳原子数之比。水碳比高，从热力学和动力学上都有利于烃类蒸汽转化反应的发生。但是水碳比的确定不只是转化工序的事，还涉及以下问题：第一，转化采用过量水蒸汽，也是为了满足后面中温变换工序的需要，
27、第二，过量水蒸汽可防止工艺气在炉管及后续管道析碳，第三，过量太多，会造成装置能耗过大。我装置炉管入口处水碳比为3.23.5。四、空速空速是单位时间流过单位体积（或重量）催化剂的物流的体积（或重量）。空速的选择依催化剂的活性及系统压力高低而定。我装置转化部分碳空速约为627Nm3/m3hr。（三） 一氧化碳的中温变换原料烃经水蒸汽转化得到的转化气中的CO含量约为13%，变换工序的任务是使CO在催化剂存在的条件下，与水蒸汽反应生成CO2和氢气，一方面增加了氢气，提高了原料的利用率。中变反应器出口CO浓度小于3%（干、体）。CO转化率在80%左右。反应机理CO变换反应的化学方程式为：CO+H2O（汽
28、）=CO2+H2+41200KJ/Kgmol这是一个可逆、放热，反应前后气体体积不变的化学反应，从平衡移动的原理可知，压力对反应平衡没有影响，降低温度或增大水蒸汽均有利于反应正向（向右）进行。操作参数一、温度放热反应，温度降低，平衡常数增大，反应正向移动，CO浓度下降，但反应速度也将随温度的降低而降低，导致在有效的反应时间和空间及有效体积的催化剂床层中，反应得不到足够充分的进行，出口CO浓度得不到有效降低，而且温度若低于催化剂的活性温度更是得不偿失，综合以下因素，选择300作为中变反应器入口温度，由于放热反应，反应器出温度将升至350以上。二、压力压力对变换反应平衡移动无影响，但压力增大，反应
29、速度会加快，即加压可以节省催化剂用量，提高反应速度，但作为整个工艺流程中的一部分，中变部分的压力还受控于前部转化过程压力的制约，为1.8MPa左右。三、空速空速的确定依据催化剂的性能和操作压力，其干气空速为1883Nm3/m3hr。四、水气比（H2O/CO）从平衡关系可知，水气比增大，则平衡变换率提高，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，我装置设计的入口水气体积比为3.5。（四） 余热回收系统本装置设置余热锅炉的目的，就是为了有效的利用能源，从而达到降低产品能耗和满足工艺要求。本装置余热锅炉，包括转化炉烟气余热锅炉（对流室）和转化气余热锅炉（E101）
30、转化炉出口烟气温度可达900，为了有效的利用高温烟气的物理显热，在转化炉对流段，从高温到低温，依次布置了转化原料预热段、加氢原料加热段、蒸发段及空气预热段，最后，烟气温度降至150左右，经引风机（C102）通过烟囱排向大气。转化炉出口转化气的温度为820，为了满足下一步中温变换反应的需要，设置了转化气余热锅炉（E101）。利用它来产生2.2MPa蒸汽，并使转化气温度降低至340。以上两个余热锅炉共用一个汽包（V103），并分别和V103组成自然循环回路，产生的汽水混合物，经V103汽液分离后生成饱和蒸汽。V103、E101、蒸发段来的排污水，进到V107排放。（五） 废热锅炉机理简述一、自然循
31、环锅炉原理：E101，F101对流室的蒸发段都属于自然循环锅炉。自然循环，就是水和汽水混合物的运动，靠水和汽水混合物之间的重度差来实现的。称自然循环。汽包（V103）的水，在重力作用下，经过下降管流入余热锅炉（E101）、蒸发段，在余热锅炉中，水与高温介质接触，通过传热部分汽化，产生蒸汽。这些汽水混合物，由于其重度较汽包中的水要轻，故而又从上升管循环至汽包，在循环中，与高温介质再一次换热，这样就实现了水的循环。其循环动力就是下降管管内的饱和水重度与上升管内的汽水混和物重度的差值。汽水混合物经上升管送到汽包后，通过波形板分离器分离装置，把汽水混合物分离开，饱和蒸汽被输送出去，水依然留到汽包内进行
32、循环。由于锅炉给水和加热都是连续的，所以上述的自然循环和饱和蒸汽的产生是连续的。二、锅炉排污：汽包内蒸汽，被不断输送出去，炉水盐度不断升高，甚至析出，如果盐份在受热壁面结垢，就地大大提高传热热阻，致使蒸发量降低，被冷却工艺气温度升高，满足不了工艺要求，严重时可能会造成设备损坏等重大事故。连续排污就是连续不断地排出汽包液体中悬浮的含有高盐份的炉水，定期排污就是定期地排出汽包液体中沉淀的含有高盐份的炉水，使炉水质量在允许的范围内，保证锅炉安全运行。（六） 加热炉机理管式加热炉一般都有4个主要部分构成:辐射室、对流室、烟囱、和燃烧器。在辐射室主要通过辐射传热，在对流室主要通过烟气对流传热。辐射室：燃
33、烧需要一定的空间才能燃烧完全，所以辐射室的体积较大，由于火焰温度很高（可达15001800度左右），热量主要用辐射方式传送。一部分被炉管接受，一部分使炉墙温度升高，炉墙又把热量反射回来，传给炉管一部分。为了提高传热强度值要保证火焰不直接扑到炉管上，应尽量减小炉膛体积，这样可以节省投资。对流室：离开辐射室的烟气温度不能太低，否则会降低辐射传热效率，通常控制在700900度，这样高的温度的烟气还有很多热量可以利用，所以要设置对流室，在对流室内主要是对流传热。烟气冲刷炉管速度越快，传热的能力越大。所以，对流式设计的窄而高，间距尽量小些。烟囱：烟气离开对流时的温度一般为300450度为好，为降低加热炉
34、热损失，提高加热炉效率，可用空气预热器回收这部分热量，使烟气温度降至150度左右。烟气的密度比烟囱外空气小而产生抽力，所以烟气可以自动排出，烟囱越高，炉膛的抽力越大，进入辐射室风量越大，为了控制适当抽力，在烟囱内需加一块可调的挡板，以保持炉膛适当的负压，通常为-30-50Pa为宜。加热炉的热效率：加热炉炉管内物料所吸收的热量占燃料燃烧所发出的热量及其它供热之和的百分数即为加热炉的热效率。炉效率随烟气排出温度，过剩空气系数，炉体保温情况及燃料燃烧完全程度而不同，变化范围很大。在无外界热源预热燃烧用空气时，加热炉热效率通常可按以下两种方法进行简化估算： （1）根据炉管内物料吸热量和燃料用量用下式计
35、算（正平衡计算）：= 式中 加热炉热效率 % Q有全炉物料吸热料即全炉有效热负荷MJ/HB燃料用料Kg/h (2)根据烟囱排烟温度Ts，及热剩空气系数a值，由下式进行近似计算（反平衡计算）： = 1-q+(2-4)%式中 q与排烟温度及过剩空气系数A有关的常数，可用有关图查出。如何提高加热炉的热效率： 1降低排烟温度（1）设置余热回收系统，使出烟气中的热量通过余热回收系统得到重新利用。（2）设置吹灰器：炉管表面积垢会大大降低炉管的传热能力。（3）对于液态物料，对流管采用翅片管或钉头管可以大大增加对流管的传热面积，从而使排烟温度明显降低。（4）精心操作，确保炉膛温度均匀,防止局部过热和管内结焦,
36、是保证炉管正常传热能力的必要条件。若管内结焦，则传人能力降低，炉膛温度和排烟温度将随之升高。2降低加热炉过剩空气系数（1）调节好“三门一板”。在保证完全燃烧的前提下尽量降低入炉空气量。（2）炉体不严，漏风量多是造成过剩空气系数大的主要原因之一。消除漏风不但简单易行，而且效果显著。（3）改进燃烧器性能和选用高效燃烧器是降低过剩空气系数的重要措施。3利用高效燃烧器4减少炉壁散热损失5改进控制系统6加强管理，提高操作水平。过剩空气系数：进入炉膛的实际空气量与理论空气量之比。过剩空气系数太小，燃烧不充分，热分布恶化。过剩空气温度太大会降低火焰温度，降低辐射热的吸收率，结果将使炉效率降低。过剩空气系数每
37、降低10%，一般可使炉子热效率提高1%-1.5% 。目前，圆筒炉和立式炉辐射段过剩空气系数约为1.2-1.3,对流段过剩空气系数约为1.3-1.5。如已知烟气分析结果，可根据下列公式计算过剩空气系数：a = 式中 a过剩空气系数N2烟气中氮气的体积百分比O2烟气中氧气的体积百分比第三节 催化剂中毒1. 催化剂的中毒反应气体中的某些杂质和催化剂反应或覆盖其表面，使催化剂的活性、选择性降低的现象称催化剂中毒。使催化剂中毒的杂质，称为该催化剂的毒物。有的催化剂的活性中心吸附了毒物而活性下降，当反应气体中毒物除去后，活性能恢复到中毒前的水平，这种中毒现象称为暂时中毒或可逆中毒。反之，反应气体中毒物除去
38、后，活性不能恢复，叫永久性中毒。例如，H2S使中变催化剂中毒，碳氧化物使氨合成催化剂中毒，都是暂时中毒或可逆中毒。硫化物使铜系低变催化剂中毒，生成的CuS，是永久中毒或不可逆中毒。上述中毒均称为化学中毒。有些杂质虽然不和催化剂发生化学反应，但却会覆盖在催化剂表面上，使反应物分子不能和表面活性中心接触，从而使活性降低，称物理中毒。例如，蒸汽转化过程中若由Si（OH）4蒸汽产生，到中变催化剂表面分解为SiO2薄膜。2 毒物种类催化剂毒物按其化学物种来划分，可分为三类： 元素周期表中VA族元素(如N、P、As、Sb)和VIA族元素(如0、S、Se、Te)，这些非金属化合物会拥有未共用的电子对，可以通
39、过它们的s轨道于催化剂的金属相互作用于d轨道结合成键，因此而使催化活性降低。这种相互作用取决于毒物的氧化态一即有多少电子对会成键，它们是否被配位体所屏蔽。例如，对硫元素物种而言，其毒性降低的顺序为H2S、S032-、S042-，从其结构看H2S有两对未共用电子对，SO32-有一对未共用电子对；而S042-则没有未共用电子对，属于非毒性结构。对于N、P、As等元素液有类似的毒性结构和非毒性结构。由此，也给了我们一种启示。即采用简单的化学方法使某些物质的有毒结构转变为无毒结构。如用成盐的方法将有毒的氨分子变成无毒的铵离子。采用现加氢再氧化的方法使有毒的噻吩变为无毒的环丁砜。d电子层中至少含有5个电
40、子的金属离子，如Pb、Hg、Bi、Sn、Zn、Cu、Fe等的离子，其d电子占据催化金属(如h、Pd)的d轨道而于活性组分其作用，毒化了活性中心或者这些有毒金属于催化剂金属形成合金。这些有毒金属往往来自于催化剂制备过程中载体所含的杂质。而d轨道全空或部分空的金属离子则无毒性。如Li+Be2+Na+Mg2+Al3+K+Ca2+等。 具有不饱和电子结构的分子(如C0、N0、HCN、苯)，它们会提供电子通过多重键与族金属的d电子轨道作用发生化学吸附而使催化剂中毒。如苯可使环己烯加氢的Ni、Pt催化剂中毒；而乙炔、C0可使乙烯加氢的Ni催化剂中毒。3 制氢用催化剂的毒物分析了制氢装置中所用催化剂的毒物及
41、危害性所用催化剂毒物及危售有机硫加氢转化催化剂(HDS)NH3：使催化剂暂时中毒。NH3具有碱性而吸附在钴钼催化剂的酸性位上，影响了有机硫化物在这些活性位上的吸附，一般控制气体中NH3不得高于100PPm。As：属永久性中茸氧化锌脱硫剂Cl：和ZnO生成ZnCl2，其熔点仅285，熔融后覆盖在脱硫剂表面，阻止H2S进入其内表面，使脱硫剂的硫容明显下降。烃类转化催化剂S： 主要毒物。使可逆的，它与催化剂中暴露的镍原子发生化学吸附而破坏其催化作用。通常允许原料中硫含量为0.1-0.3PPm。As：不可逆中毒，它还能被转化炉管吸收，然后缓慢释放出来，甚至对下一批装填的新催化剂造成威胁。催化剂上的砷达
42、到50PPm活性就明显下降，因此中毒后要更换催化剂。Cl：可逆性中毒，但大量的氯带入会与催化物质形成低熔点或易挥发的表面化合物，使镍催化剂因烧结而破坏了结构，导致永久性失活。Cu、Pb：沉积在催化剂上，不易除去而降低其活性。高温变换催化剂S、P、Si等：影响较少，原料气中硫含量达0.1时才使Fe304转变为FeS，使活性略有下降。低温变换催化剂S：与催化剂活性表面的铜晶粒发生化学吸附和反应，而影响活性。Cl：与催化剂中的Cu、ZnO组分生成了Cu7C14(0H)10(H20)、ZnCl24Zn(OH)2等组成低熔点而有挥发性的表面化合物，使ZnO失去了间隔体作用，铜微晶迅速长大，破坏了催化剂的
43、结构，使活性大大下降。生成氯化物易溶于水，在湿气条件下，氯化物会沿床层迁移，毒害更多的催化剂。当催化剂中吸氯达0.01-0.03时，自身活性下降50，含0.5氯的催化剂会完全丧失活性。H20、NH3：可使催化剂中铜微晶生成铜氨络合物，使催化剂中毒于侵蚀。4. 转化催化剂常见事故及处理气态烃转化过程中常见的事故由析炭、中毒、超温、阻力增加、残余甲烷含量上升等，其反应原理、因果关系等。这里，将转化过程中常见事故的主要现象、原因、处理方法及预后效果等列于表。序号故障及事故现象主要原因处理办法效果1热斑转化管外壁出现温度不均匀花斑状（1）催化剂装填不好有架空处停车时小心震荡炉管，消除架桥处可减轻或消失（2）催化剂中毒导致活性下降，局部析炭改善原料气脱硫效果可基本恢复，但对催化剂寿命有影响（3）催化剂活性开始下降导致局部析炭调节工艺参数可基本恢复2热带转化管一定区段（一般为三米区内）上出现管壁温度高的现象（1）催化剂中毒导致活性下降并在局部区段析炭改善原料气脱硫效果并稍提高水碳比运转一段时间可逐渐恢复正常（2）催化剂（特别是进口段）还原不彻底（开车或停车后再开车）使得未达到较好的活性，导致局部区段析炭增加进口原料气氢的添加量，稍微提高温度并降低负荷运转，以达到还原目的可逐渐恢复正常（3）原料气中重烃含量增高未及时调
