制氢装置酸性水汽提不合格原因分析及解决措施

admin管理员组

文章数量:1565854

2023年12月15日发(作者：)

制氢装置酸性水汽提不合格原因分析及解决措施

宋红燕

【摘 要】对制氢装置酸性水汽提塔汽提效果不佳的原因进行了详细分析,先通过调整汽提塔汽提蒸汽用量,凝结水pH变化不大;后通过改造变换气冷凝流程,凝结水pH满足了回用水指标,回用了大量的水资源,减少了对下游设备的腐蚀;技术改造成本为一次性投入115万元,可创造392.44万元/a的经济效益.%The pH of the

condensed acidic water of the shift gas from hydrogen plant was on the

low side and not qualified after it was steam stripped,resulting waste water

and corrosion of trial test found that little effect was

observed through adjusting steam trouble is solved by

revamping of the condensation process of the shift

revamping,the pH of condensed water satisfies the quality requirement of

the recycling water.A large amount of water is recycled and corrosion of

equipment is benefit of 2.774 4 million Yuan was produced in

first year because the technical renovation cost is one-time

the second year after revamping,the economic benefits

of 3.924 4 million Yuan/a can be obtained.

【期刊名称】《石油炼制与化工》

【年(卷),期】2017(048)007

【总页数】4页(P79-82)

【关键词】制氢装置;酸性水汽提塔;pH;回收利用

【作 者】宋红燕

【作者单位】陕西延长石油(集团)有限责任公司延安石油化工厂,陕西 延安

727406

【正文语种】中 文

陕西延长石油(集团)有限责任公司延安石油化工厂20 000 m3h(标准状态)制氢装置主要为汽油精制装置和柴油加氢精制装置提供氢源，所用烃类原料为连续重整装置所产的重整氢经等温变压吸附(PSA)单元后剩余的尾气，不足部分补充气体分馏装置所产的丙烷；所用蒸汽来自本装置自产的3.5 MPa过热中压蒸汽。通过控制合适的水碳比(3.2～7.0)，依次经过转化炉管、中变反应器后，混合原料转化生成CO2和H2；罐顶气相进入PSA单元提纯后，从吸附罐罐顶馏出高纯度工业氢气；第一和最终分液罐罐底分出的冷凝水，分别由中部和顶部进入酸性水汽提塔，进行汽提冷凝，处理后的凝结水余热利用后，送入凝结水管网。

制氢装置自一次试车成功以来，酸性水汽提塔后的凝结水pH一直偏低，达不到凝结水回用要求(pH不小于7，25 ℃)，使得凝结水无法回用，且对下游设备、管道和阀门等腐蚀严重。汽提塔蒸汽用量为1.6 th时，塔顶、塔底温度及凝结水pH见表1。

本装置的水碳比控制为3.2～7.0，装置满负荷时工艺冷凝水进塔流量为22～25 th，汽提塔塔底蒸汽约为1.6 th，汽提塔塔底凝结水为23～26 th。由表1可以看出：汽提后凝结水pH为5～6，呈酸性，无法回用，将凝结水排至雨水井；造成水资源极大浪费。为减少直排时对下游管道及设备的腐蚀，将下游管线、空气预热器材质更换为不锈钢系列，凝结水泵内部做防腐处理，汽提塔停用，维持装置正常运行。此外，由于凝结水温度较高，冬季各雨水井冒汽严重，带来环境污染。

2.1 酸性水汽提系统工艺流程

酸性水汽提塔采用二次冷凝进料的方式，流程见图1。来自第一分液罐的冷凝液从汽提塔中部进料；经第一分液罐分液后的中变气经空气冷却器、水冷却器冷却后进入最终分液罐，再次分出的冷凝液从汽提塔顶部进料，分液后的中变气去PSA提纯单元。汽提塔底部采用1.0 MPa蒸汽为汽提蒸汽，将冷凝水中的CO，CO2，CH4汽提干净，凝结水热量再利用后，送至凝结水管网。

2.2 原因分析

工艺冷凝水由两个分液罐来，一路来自第一分液罐，温度为170 ℃，流量为3.0

th；另一路来自最终分液罐，温度为40 ℃，流量为8 th。两股水混合后温度为75 ℃左右(过冷进料)，汽提塔部分填料充当了换热介质，而没有起到传质作用，即通入的蒸汽大部分被冷凝成水，而未将冷凝液中含有的CO，CO2，CH4汽提出去。CO2在水中的溶解度见表2。

由表2可以看出，随着温度升高，溶解度降低，75 ℃时CO2在水中的溶解度为0.307 cm3g。溶解在水中的CO2与水反应生成碳酸，碳酸电解生成氢离子，从而导致凝结水pH为5～6。机理如下：

3.1 调整汽提塔蒸汽用量

调整汽提塔蒸汽用量，从设计用量1.6 th提高至3.5 th时，塔底温度上涨3～4 ℃，凝结水pH见表3。由表3可以看出:汽提蒸汽量增加，凝结水pH变化不大;且蒸汽量增加至3.5 th以后，汽提塔出现液泛现象，塔顶冒水严重，凝结水pH反而降低。

3.2 流程改造

为了满足凝结水pH接近中性的要求，将变换气二次冷凝改为三次冷凝，3股冷凝液温度分别为170 ℃(3.0 th)，120 ℃(6.5 th)，40 ℃(1.5 th)。120 ℃凝液和40 ℃凝液混合后进入塔顶部，170 ℃凝液进入塔中部，保证进塔凝液温度接近泡点。

具体改造流程如图2所示，虚线部分为新增部分。第一分液罐来的170 ℃冷凝液

流程保持不变，进入塔中部；利用原有资源，将空气冷却器由原来的4片并联操作改造为两组串联操作，第一分液罐出来的变换气进入2片空气冷却器，冷却至120 ℃，然后进入新增的第二分液罐，罐顶气体进入另外2片空气冷却器、水冷却器，冷却至55 ℃后，进入最终分液罐进一步分液，最终分液罐罐顶气体进入PSA提纯单元；第二分液罐罐底来的120 ℃冷凝液经过调节阀后与最终分液罐来的40 ℃冷凝液混合后进入汽提塔顶部。

改造后，汽提塔底部压力上涨至0.02 MPa，汽提蒸汽用量为1.6 th时，汽提塔操作参数见表4。由表4可以看出，酸性水汽提塔改造后，凝结水pH接近7，满足了凝结水回用指标，解决了酸性水汽提塔汽提后凝结水呈酸性的问题。

制氢装置实施酸性水汽提系统技术改造后，创造了较好的经济效益。装置按负荷80%、水碳比3.5计，凝结水回收量约为20 th，可以从以下方面计算经济效益。

4.1 凝结水回收利用

改造后，凝结水pH满足了凝结水回用要求。凝结水不再直接排向雨水井，全部密闭回收利用，从而避免了凝结水的巨大浪费，且减少了对周围环境造成污染。按照凝结水现行单价3.32元t(厂财务部门核算成本数据)、年运行8 000 h计，可节约费用53.12万元a。

4.2 凝结水余热利用

汽提后的凝结水约105 ℃，至转化气余热锅炉空气预热器与冷空气换热后，送向凝结水管网，此时凝结水温度约80 ℃。回收的凝结水至凝结水站后，依次与除盐水、生水、循环水换热降温至35 ℃以下，经除油、除铁、脱硅后，补入除盐水罐。

凝结水余热最大化利用，已知水的比热容为4.2×103 kJ(t·℃)；标油的热值为4.18×107 kJt，现行单价为3 000元t，可节约费用337.32万元。

4.3 降低设备维护成本

改造后，汽提后凝结水pH近于中性，避免了对塔壁、塔内构件和管道等设备设施

的腐蚀，降低了设备、管线及阀门等的维护成本，维修成本估算：人力成本1万元a、材料费用1万元a，合计2万元a。

4.4 改造成本

本次技术改造需要增设1台中压压力容器——第二分液罐，1组液位调节阀组，公称直径为100 mm的压力管道100 m(材质为00 Cr19Ni10)不锈钢管线。具体费用如下：

①第二分液罐采购费23万元，压力容器检测费2万元；②调节阀采购费10万；③管线材料费66万元；④安装费14万元；上述合计115万元。

综上所述，技术改造后，第一年可创经济效益合计277.44万元，由于技术改造成本为一次性投入115万元，故自第二年起，可创经济效益392.44万元。

此次改造后，空气冷却器进出口温差较改造前明显变小，减小了空气冷却管束进出口形变差距，进而降低了空气冷却管束堵头泄漏概率，保障装置的安全长周期平稳运行。

(1) 变换气分二次冷凝变更为分三次冷凝，各分液罐排出的工艺冷凝水经汽提塔处理后，凝结水pH满足了回用指标，实现了凝结水回收利用，大大降低了装置能耗，避免了对下游设备的腐蚀，降低了管线、设备及阀门的维护成本，且有利于环境保护。由于技术改造成本为一次性投入115万元，第一年可创收益277.44万元，自技改第二年起，可创造392.44万元a的经济效益。

(2) 此次改造后，空气冷却器进出口温差明显变小，减小了空气冷却器管束进出口形变差距，进而降低了空气冷却器管束堵头泄漏概率，保障装置的安全长周期平稳运行。

本文标签： 装置汽提塔酸性空气蒸汽