煤制氢气方案

5000Nm3/h煤制氢技术 技术方案 1 目 录 1. xxxx公司简介 2. 氢气生产选择 3. 装置概况 4. 工艺装置 5. 主要定型设备 6. 消耗指标 7. 投资估算 8. 氢气成本 2 目前公司的主要技术有： 1) 天然气、焦炉气或煤蒸汽转化制取甲醇； 2) 天然气、焦炉气、炼厂气或煤转化制氢气； 3) 膜分离法回收氢气、提纯一氧化碳、回收有机蒸汽、气体干燥等； 4) 变压吸附法提纯氢气、脱除二氧化碳、提纯一氧化碳、空气分离制取氧气和氮气； 5) 变压吸附法回收有机蒸汽； 6) 分子筛干燥脱水； 7) 胺法脱除二氧化碳、胺法脱硫等； 8) 低温甲醇洗、常温甲醇洗脱硫脱碳； 9) 天然气加工与处理（脱硫、脱碳、脱水和烃露点控制） 1. 氢气生产方法的选择 1.1. 氢气生产方法的选择 随着石油炼制工业以及三大合成材料为中心的石油化学工业飞速发展，氢气消耗量也 在迅速增加，在石油、化工、精细化工、医药中间体等行业中氢气是重要的合成原料气， 在冶金、电子、玻璃、机械制造中氢气是不可缺少的保护气，同时也用作航空航天燃料， 在国外，氢气还被越来越广泛的作为清洁能源使用。因此扩大氢生产资源、开发新的制氢 工艺以及改进现有制氢工艺，受到人们的普遍关注。 国内为制取氢气（不包括工业废气中回收氢气）的主要方法有以下四种： 1） 天然气（含石脑油、重油、炼厂气和焦炉气等）蒸汽转化制氢； 2） 煤（含焦炭和石油焦等）转化制氢； 3） 甲醇或氨裂解制氢； 4） 水电解制氢； 水电解制取氢气的方法，是最传统的氢气生产方式，由于能耗很高，现在工业上除原 有装置外，已少有再建新装置。 甲醇或氨裂解制氢是前几年比较流行的氢气生产方式，流程比较简单，操作简便，易 于控制，在甲醇供应充足的地区，而且氢气需求规模比较小的情况下，比如 200Nm3/h 以下的氢气供应量，具有较强的竞争力。 3 天然气蒸汽转化制氢也是一个比较传统的技术，以前常用于大规模的氢气供应场合， 例如 5000Nm3/h以上的氢气供应量。本公司根据中国氢气用户分散而且规模较小的特点， 开发了低投资和低消耗的天然气蒸汽转化制氢技术，非常适合中小规模的氢气需求场合。 在天然气丰富的地区，天然气蒸汽转化制氢是最好的选择。 中国是煤炭生产大国，煤炭价格较低，原料丰富，因此煤制氢的成本在几种工艺中属 于最低的一种，但由于煤制氢工艺流程较长，操作环境略差，因此通常适合于中、大规模 的制氢装置（大于 1000Nm3/h）。对于没有天然气资源的地区，而且装置规模较大，选择 煤炭气化制氢技术，是非常适宜的。 4 1.2. 几种方法的生产成本 几种氢气生产方法的氢气成本和适合的规模如下： 序号 工艺路线 氢气成本 通常的适合规模 备注 1 天然气蒸汽转化 0.8~1.5元/Nm3 200~20x104 含炼厂气 2 石脑油蒸汽转化 0.7~1.6元/Nm3 500~20x104 含液化气 3 甲醇裂解 1.8~2.5元/Nm3 50~500 4 液氨裂解 2.0~2.5元/Nm3 10-200 5 水电解 3.0~4.0元/Nm3 10-200 6 煤炭气化 0.6~1.2元/Nm3 1000~20x104 含焦炭 从上表可以看出，以煤炭气化的成本最低，但是，由于煤炭气化的流程长，投资大， 适合的氢气规模较大。 5 2. 装置概况 1.1.原料：煤 1.2.生产规模（公称）：5000Nm3/h 1.3.产品氢气技术要求 1.3.1. 氢气纯度：H2≥99.9% 1.3.2. 氢气输出压力：≥0.7 MPa 1.3.3. N2≤0.04% 1.3.4. CH4≤50ppm 1.3.5. CO≤10ppm 1.3.6. CO2≤20ppm 1.3.7. H2S≤0.1ppm 1.3.8. 出装置温度：≤40℃ 1.4.装置可靠性要求 1.4.1. 动力设备平均无故障时间 8000小时 1.4.2. 装置操作弹性：30～110% 1.4.3. 静止设备设计寿命 25年 1.4.4. 催化剂使用寿命：3年 1.4.5. 吸附剂使用寿命：15年 6 3. 工艺装置 3.1.造气工段 3.1.1. 概述 造气工段是生产的耗能大户，是最能充分体现经济效益的岗位。本技术除了为提高 产量、提高单炉产气量外，还要求较大幅度降低原料煤耗和蒸汽耗。 采用造气炉Φ2610 三台，两开一备，采用混燃炉回收吹风气、解吸气、粉煤灰的 显热和潜热，可将高位能和低位能逐级利用，实现蒸汽自给有余。 3.1.2. 技术措施 ⑴ 采用成熟的φ 2610造气炉，造气炉采用自动加煤装置，它始终自动维持碳层高 度和形状不变，高度不用探测，当加焦机内缺煤时有声光自动报警装置报警，对不同煤 种均可适应。 ⑵ 采用新型的程控微机，对造气炉的炉况进行全面检测，包括气化层温度、空层温 度、气化层厚度、灰渣层厚度、碳层高度、结疤、风洞监测等。 ⑶由于采用气化层温度检测后在不造成炉子结疤的前提下可提高炉温，这样上下行 煤气出口温度也能提高，这部分的显热可副产蒸汽和过热入炉蒸汽。 ⑷为了使原料碳层在较短的时间内能积蓄较多热量，在不吹翻碳层的前提下，可提 高风速和增大风量。本方案采用一台 D400风机。 ⑸为了减少系统阻力，将吹风阀和煤气阀采用 DN600。 ⑹造气炉采用集中洗气降温，可以提高设备的利用率，节省冷却水的用量。洗气塔 内采用高效填料。 ⑺。本方案选用与Φ2610 炉子相匹配的混燃炉和带过热器的废热锅炉，然后再利 用废热锅炉出口的烟气加热入燃烧炉的空气和加热软水，使高位能和低位能得到合理的 利用。 3.1.3. 流程简述 ⑴上、下行煤气显热回收装置流程简述 造气炉来的上行煤气经旋风除尘器除尘后，经安全检修水封，然后二台一组、三台 一组分别进入余热回收器上部过热饱和蒸气，再至下部副产 0.2MPa 饱和蒸汽；下行煤 气也同样进入余热回收器回收显热。下部出口的上、下行煤气随后进入各造气炉合用的 洗气塔洗涤降温后送入 2000m3气柜贮存。 吹风气余热锅炉回收副产的 1.27MPa过热蒸汽送入蒸汽缓冲罐，经减压至 0.2MPa 7 过热蒸汽总管，造气炉汽包所产的蒸汽进饱和蒸汽总管，再分别进入余热回收器的上部 （蒸汽过热段），过热后的蒸汽进入过热蒸汽总管，供给各造气炉作工艺用蒸汽。多余蒸 汽外供。 ⑵ 吹风气余热回收装置流程简述 吹风气流程： 造气炉来的吹风气经安全水封送入燃烧炉，与预热后的二次空气一同 进入燃烧炉进行燃烧。 解吸气流程： 来自 PSA 工段的解吸气送入 500m3 气柜贮存，气柜出口之弛放气 经安全水封与预热后的二次空气混合后，一起进入混燃炉进行燃烧。 烟道气流程： 出混燃炉的高温烟气，经余热锅炉的过热段、对流段副产 250℃ 1.27MPa过热蒸汽。出余热锅炉的烟气依次进入第二空气预热器、软水加热器、第一空 气预热器后，约 150℃左右由引风机送烟囱放空。 软水流程： 来自热水箱的软水经软水加热器加热后，作为余热锅炉补充水，剩余软 水送至外工段使用。 空气流程： 由二次风机来的空气经第一空气预热器、第二空气预热器加热至 200 ℃左右，作为吹风气、弛放气、粉煤灰的助燃剂和粉煤灰的动力。 3.2.脱硫工段 3.2.1. 概述 因变换工段的工艺采用全低变（全低变要求进口水煤气中硫化氢含量 150mg/Nm3），对脱硫净化度要求降低，故单级脱硫即可达到指标。 3.2.2. 技术措施 ⑴ 脱硫剂为稀碱液、栲胶和 PDS。 ⑵ 选用先进、可靠的 JC 系列电除焦油器，以加强除焦油的能力，减少压缩机因阀 片检修而停机的机会。提高压缩机运转率。 ⑶ 脱硫塔采用Ф76×38×2.5 海尔环或阶梯环的填料塔，提高吸收效率，降低阻 力，增大操作弹性。 3.2.3. 流程简述 气体流程：来自电除焦油器之水煤气经罗茨风机增压后，进冷却塔与循环水接触冷 却，再进入脱硫塔底部与脱硫贫液逆流接触，脱除气体中的 H2S，使气体出口的硫化氢 含量控制在 150mg/Nm3，脱硫塔出口的气体经清洗塔，再至气液分离器除去气体中夹 带的水滴，然后送往压缩工段。 液体流程：脱硫塔底部出来的富液，经过液封槽进入富液槽，由富液泵增压后送往 8 脱硫再生槽，经脱硫再生喷射器自吸空气后的富液在再生槽内进行氧化还原反应。再生 后的贫液经液位调节器至贫液槽，贫液槽出口的贫液由贫液泵打至脱硫塔循环使用。 脱硫再生槽浮选出来的硫泡沫进入硫膏池，上部硫膏定期由人工取出，送入硫磺回 收系统。 3.3.变换工段 3.3.1. 概述 由于全低变汽气比低、操作温度低，所以操作气量小，低温变换催化剂对气体的净 化要求较中变催化剂略高，自从低温变换催化剂的保护剂措施配套以后，全低变工艺在 全国氮肥行业中得到了迅速的推广。本方案中选择全低变系统。 3.3.2. 技术措施 ⑴采用三段装填 CO-MO系 B303Q低温变换催化剂，并在第一段上部加装保护剂， 以净化油污及氧等有害物质。 ⑵取消饱和热水塔。 ⑶变换炉段间热量以喷水增湿形式移走。 ⑷ 增设高效焦炭过滤器，进一步分离水煤气中夹带的油污。 3.3.3. 流程简述 来自压缩机二段的水煤气经过水煤气冷却器冷却、分离油水及焦炭过滤器除油污后， 进入预热交换器，然后进入热交换器加热至 200℃入变换炉一段，经上段保护层及一段 变换后，反应热通过段间增湿器喷水冷却降温，而后进入二段反应。二段出口气通过热 交换器冷却降温后，再进入三段反应。变换炉三段出口温度约 250℃。变换气经预热交 换器、水冷却器降至常温，分离水分后至后工段。 3.4.变脱工段 3.4.1. 概述 由于变换工段采用全低变系统，而全低变工艺进口的硫化氢约 150mg/Nm3,再加 上有机硫转化为无机硫，出变换工段的变换气中总硫高达 250～300mg/Nm3，若直接 进干法脱硫，其脱硫剂很易饱和，得经常更换，即浪费人力、又增加操作费用，很不经 济。所以新增变换气湿法脱硫工序，经变脱后的变换气 H2S控制在 20mg/Nm3以下。 同时脱除苯胺尾气带入的其他杂质。 3.4.2. 流程简述 9 气体流程： 来自变换工段的气体进变换气气液分离器分离水分后，再入变换气脱硫 塔底部与脱硫贫液逆流接触，脱除气体中的 H2S至 20mg/Nm3以下。脱硫后的气体经 变脱气分离器，分离除去气体中夹带的雾沫后，进入 PSA-H2系统。 液体流程： 脱硫塔出口的液体经减压至 0.35～0.4MPa 入闪蒸槽，闪蒸出来的气 体可以回收至压缩机一段进口或放空。闪蒸槽出口液体进入脱硫再生槽，经脱硫再生喷 射器自吸空气后在再生槽内进行氧化还原反应。再生后的贫液经液位调节器至贫液槽， 贫液槽出口的贫液由贫液泵打至变换气脱硫塔循环使用。 脱硫再生槽浮选出来的硫泡沫进入硫膏池，上部硫膏定期由人工取出，下部溶液再 经引液罐至回收液泵补入系统。 3.5. 变压吸附工段 3.5.1. 概述 变压吸附气体分离的基本原理是利用吸附剂对不同气体的吸附容量随压力的不同而 有差异的特性，在吸附剂选择吸附条件下，加压吸附混合气中的强吸附组分，减压解析 强吸附组分而使吸附剂获得再生。 变压吸附为干法，其吸附剂为分子筛、活性炭及硅胶等。吸附剂采用一次性装填， 使用寿命一般在 10 年左右，且无需再生，不需要复杂的预处理系统，自动化程度高， 操作方便，运行成本低，不腐蚀设备，对环境基本没有污染。 3.5.2. 工艺流程 在本工艺中，采用对 CO2、N2、CO、 CH4 具有较强的吸附能力的专用吸附剂， 该吸附剂对变换气中各组分的吸附能力依次为 CO2＞CO＞CH4＞N2＞H2。当变换气在 一定压力下通过吸附床层时，吸附剂首先吸附 CO2，其次是吸附 CO、N2 和 CH4，而 难吸附组分 H2气从吸附塔出口端排出，作为净化气产品一输出。在吸附床降压过程中， 残留在吸附床内的少量 H2、N2和大量 CO、CH4随之排出，然后在吸附塔入口端用真 空泵将 CO2等抽出可以作为产品二输出或送废气燃烧系统，同时使吸附剂获得再生。为 了连续处理原料气和得到产品气，采用八台吸附塔交替操作。 3.6.压缩工段 根据造气、脱硫、变换及提氢工艺操作压力的要求，水煤气/原料气压缩机的功能是 将脱硫后的水煤气加压后送变换及提氢。采用活塞式压缩机三台,两开一备。 3.7.造气循环水 10 采用循环水系统，循环污水通过平流沉淀、过滤、冷却及加压，为造气洗气塔、循 环冷却塔、脱硫气水洗塔、各水封等设备提供温度、浊度适宜的冷却（清洗）水，达到 节约用水，减少污水排放的目的。 11 4. 主要定型设备 序号 名 称 型 号 及 规 格 主要材料 数量 1 造气炉 ￠2610 5.3m2 3 2 空气鼓风机 引风机 V=400m3/min P=27Kpa 2 4 3 混燃炉 余热锅炉 ￠4500/4000 1 1 4 电除尘器 HX-SC72 10000Nm3/h φ 3760× 11500 1 5 罗茨机 Q=65M3/min 升压：49Kpa 电机：YB315S-4-90KW 3 6 压缩机 气量≥ 60m3/min 400KW 组合件 3 进口压力 0.02MPa 出口压力 0.85 MPa 7 真空泵 Q=130M3/min 组合件 3 附电机 160kw 8 程序控制阀 KV-08XXX 组合件 9 碱泵 9 10 水泵 3 11 低变触媒 12 吸附剂 12 5. 消耗指标 主要消耗指标表 原料名称 规 格 单位 小时消耗 块煤 C≥ 75% t 3.650 粗脱硫剂 kg 0.500 变换催化剂 kg 0.420 精脱硫剂 kg 0.600 蒸汽 1.2MPa t 3.000 电 6KV/380/220V KWh 1775.000 一次水 0.2Mpa t 16.000 软水 1.2Mpa t 5.000 循环水 0.4Mpa t 400.000 仪表空气 0.6Mpa M3 60.000 13 6. 投资估算 装置总包价格为：2519.19万元 各主要价格列于下表 估算值（万元） 序号 工程或费用名称 设备购置费 安装工程费 建筑工程费 其它费用 合计 1 造气工段 201.24 110.36 87.84 0 399.44 2 吹风气回收装置 158.52 70.60 28.20 0 257.32 3 脱硫工段 262.50 86.93 40.50 0 389.93 4 变换工段 124.16 32.45 12.50 57.5 226.61 5 变脱工段 98.89 31.52 22.68 0 153.09 6 压缩工段 241.79 42.22 46.81 0 330.82 7 变压吸附工段 175.93 21.80 16.81 94.3 308.84 8 造气循环水 39.64 11.9 43.6 0 95.14 9 仪控 75.50 19.8 3.58 0 98.88 10 电气 35.71 9.18 19.23 0 64.12 合 计 1413.88 436.76 321.75 151.8 2324.19 11 技术费 设计费 120 专有技术使用费 60 现场服务费 15 小 计 195 总 计 2519.19 12 CO2回收装置 285.7 78.3 55.67 42.97 462.64 13 技术费 59.21 小 计 521.85 14 7. 氢气成本 原料名称 规 格 单位 单价 元 小时消耗 小时成本 块煤 C≥ 75% t 900.000 3.650 3285.000 粗脱硫剂 kg 12.000 0.500 6.000 变换催化剂 kg 35.000 0.420 14.70 精脱硫剂 kg 5.000 0.600 3.000 吸附剂 kg 15.000 1.125 16.875 蒸汽 1.2MPa t -60.000 3.000 -180.000 电 6KV/380/220V KWh 0.500 1775.000 887.500 一次水 0.2Mpa t 1.500 16.000 24.000 软水 1.2Mpa t 3.000 10.000 30.000 循环水 0.4Mpa t 0.500 400.00 200.000 仪表空气 0.6Mpa M3 1.000 60.000 60.000 人工工资 装置定员 34人，15000元/a 63.75 折 旧 总投资按照 1500万元计，按 10年分摊，残值 5% 178.125 大小修理费 年修理费按照总投资的 3%计 56.250 4645.200 合 计 每小时生产 5000M3氢气 4645.200 每m3氢气完全成本(元/m3) 0.929