煤制氢装置工艺说明书
浙江X X X X X X有限公司培训教材
煤制氢装置工艺说明书
二○一○年九月
第一章 概 述
1 设计原则
1.1 本装置设计以无烟煤、蒸汽、空气为主要原料生产水煤气，然后经过一系列的净化变换处理生产工业氢气；生产规模：30000Nm 3/h 工业氢气。
1.2 本装置采用成熟、可靠、先进的技术方案，合理利用能源，降低能耗，节省投资。
1.3 认真贯彻国家关于环境保护和劳动法的法规和要求，认真贯彻“安全第一、预防为主”的指导思想，对生产中易燃易爆、有毒有害的物质设置必要的防范措施，三废排放要符合国家现行的有关标准和法规。
1.4 采用DCS 集散型控制系统。
2 装置概况及特点
2.1装置概况
本装置技术采用固定床煤气发生炉制气、湿法脱硫、全低温变换、变压吸附VPSA 脱碳和（PSA ）提纯氢气的工艺技术路线，其中的变压吸附脱碳和提氢技术采用上海华西化工科技有限公司的专有技术。 本装置由原料煤储运工序、固定床煤气发生炉制水煤气工序、水煤气脱硫工序、水煤气压缩工序、全低温变换工序、变换气脱硫工序、变压吸附脱碳和提氢工序、造气和脱硫循环水处理工序以及余热回收等部分组成。
2.2装置组成
原料煤储运→造气→气柜→水煤气脱硫→水煤气压缩→全低温变换→变换气脱硫→变压吸附脱碳→
变压吸附提氢
2.3生产规模
制氢装置的生产规模为30000Nm 3/h ，其中0.6MPa 产品氢7000 Nm 3/h ，1.3 MPa 产品氢23000 Nm 3/h 。装置的操作弹性为30—110%，年生产时数为8000小时。
2.4物料平衡简图
本装置的界区自原料煤库出来的第一条输煤皮带的下料开始，至产品氢出口的最后一个阀门为止。 煤造气气柜变换压缩脱硫VPSA 脱碳
VPSA 氢提纯余 热 回 收 系 统
动力站界外蒸汽管网硫回收
脱硫循环水造气循环水煤栈桥原料煤库
循环水站界外界外吹风气
粉煤
炉渣蒸汽VPSA 解析气
CO2气界外
界外外卖炉渣硫磺
硫泡沫
上水回水
0.6MPa 产品氢 1.3MPa 产品氢
变脱水煤气水煤气水煤气P-55
水煤气变脱气变换气P-63上水回水空气吹风气蒸汽
蒸汽
块煤
块煤蒸汽
飞灰烟气灰渣
注：以上所有虚线框内的单元均属于本装置的界区。
2.5装置特点：
本装置选用国内研制成功的新型催化剂和先进的工艺流程及设备，能有效的降低生产成本和能耗，提高了装置运转的可靠性。
2.5.1煤储运装置的特点
2.5.1.1贮煤方式：
本装置以干煤棚贮煤与露天堆场贮煤相结合，其中干煤棚可贮煤约5000吨，可供气化装置连续运行约10天，再考虑露天堆场的贮煤量，总贮煤量可供运行15天左右。同时干煤棚的半封闭结构有利于空气流通，其内部的倒运设备连续的运行操作均大大降低了煤堆自燃发生的可能性。
2.5.1.2运煤系统及筛分设备：
⑴输煤系统采用单路输送气化用煤；
⑵系统采用集中操作方式，同时在控制室显示。系统的主要设备之间采用联锁方式控制，逆流开车，顺流停车。也可切换为单机操作，在系统线路上设置判断故障保护装置。各调设备兼有就地手动开关，以便单机调试。
⑶在带式输送机沿线每隔40米安装一组有能复位的双向拉绳开关，置于带式输送机沿运行通道内侧的适当位置。当带式输送机出现故障时，操作人员可在带式输送机的任何部位拉动拉绳开关，切断电源使设备停车；此外当发出开车信号后，如现场不允许开车，也可以拉动拉绳开关，制止起动，避免发生设备和人身事故。
⑷运煤系统的带式输送机选用Y系列三相异步电动机与DCY型硬齿面圆锥圆柱减速机配合的驱动装置，优点为转动惯量大，强度高，且维修时更换零部件方便。
⑸煤的计量通过在带式输送机上安装的电子皮带秤来完成，便于正常生产时成本等技术经济指标的统计和核算。
⑹在煤栈桥中转站的筛分楼顶面设置了除尘系统，既改善了现场的操作环境，排放气质量也达到了环保要求。
2.5.2造气装置的特点
2.5.2.1造气炉炉型：
根据用气量、制氢成本等因素，本装置选择φ2.8米的固定床间歇煤气炉。9台炉子（8开1备）可满足生产30000Nm3/h氢气的要求。
2.5.2.2造气流程的选用：
制气工艺流程等同于一般煤化工企业造气流程，九台φ2800造气炉以四炉为一组，中间位置的5#炉可切换并入任何一个炉组。每个炉组共用一台风机、一台煤气显热回收器（热管式锅炉），水煤气经由显热回收器、煤气总管和洗气塔进入气柜；共三台空气鼓风机，可相互切换替用；共两组油泵站，每炉组配置一套；原料自煤库、筛分装置由输送带送到四楼，经输送带皮带秤计量后入各炉的料仓，由各炉的加煤机加入炉中；气柜采用容积一万方的三节钟罩式的湿式气柜，三节钟罩全升起时气柜静压约400mm 水柱。
为提高入炉蒸汽的分解率，降低蒸汽和煤消耗，所有入炉蒸汽均采用过热蒸汽，蒸汽的过热热源来自煤气本身的热量。
2.5.2.3造气三位一体DCS综合控制系统的应用
造气工序采用先进的三位一体DCS综合控制系统：
⑴采用“机电一体化自动加煤技术”，每天可减少因人工加煤造成的单炉停炉时间约60分钟，既增加了造气炉的有效制气时间又减少或避免了造气炉的显热损失，使造气生产的安全得到了保证；同时应用自动加煤后可使造气生产中每个循环减少纯吹风时间约3秒钟左右，这既能节煤，又能增加产气量。另外机电一体化自动加煤改人工集中大量加煤（1200kg左右）为每个循环下吹阶段少量加煤（每次75kg 左右），这样使煤燃烧更充分，灰渣的残炭量大幅下降，降低了煤耗。
⑵采用造气生产综合优化控制技术，实现煤造气生产过程的程序控制、阀位检测和报警连锁，实现自动加煤的炭层高度和加煤量控制，实现自动下灰及炉盘转速和下灰量的控制，实现吹风时间及上、下吹制气时间和入炉蒸汽流量及蒸汽分解率的优化控制，实现水夹套及汽包液位自动调节，实现鼓风机和油压系统的管理、报警和联锁，最终达到煤造气整个系统的稳产、高产、低耗和安全，确保了造气炉况的优化与稳定，降低了单位产品的煤耗，节能效果明显。
⑶采用完善可靠的油压控制系统，实现油压控制阀门的快速切换，延长了有效的制气时间，提高了单炉的产气量。
2.5.2.4加煤方式的选择
造气原料煤的输送采用皮带自动输送，上煤输送中转站设置筛分装置，确保造气用煤质量的同时，实现造气煤仓加煤的自动化。考虑到装置的连续稳定运行，同时设计了人工吊碳加煤装置，确保在自动化加煤装置出现故障时能实现制气过程的连续稳定。
2.5.2.5造气装置安全设施设计技术的综合利用
⑴造气装置最大的危险是系统中氧含量高。系统工作时处于正压状态，氧含量高的原因只能是制气工序阀门内漏窜气、罗茨机抽负、压缩机抽负。为了防止阀门内漏造成氧高，设计了油压安全联锁的吹风防过氧阀和下行防过氧阀，排除了因设备故障造成氧高的安全隐患。
⑵造气装置采用安全可靠、性能稳定的液压驱动阀门，主要液压阀都采用阀门阀位监测装置，同时油压系统采用油压和油位报警装置。
⑶造气除尘器各排灰口油压圆盘阀设计为手控油压阀控制，操作位置在一楼，防止出灰时因联络出错而发生误操作。
⑷与共用煤气总管相连的煤气总阀和与共用吹风气总管相连的吹风气回收阀都采用双阀，保证安全和维修时切断的方便。
⑸造气水夹套给水汽包和煤气显热回收器给水汽包还设置过低液位连锁停炉保护措施，确保锅炉系统运行的本质安全。
⑹气柜设置高度高低位报警装置，并设计高位自动放空装置，防止气柜过高冒顶；同时实现气柜高度过低连锁停机保护系统。仪表形式上选用三选二仪表，最大限度地提高气柜运行时的安全系数。
⑺在装置的相应部位设置了安全阀、防爆板、置换放空管等安全装置元件。
2.5.2.6造气装置附属设备的选用
⑴上行煤气除尘器：
采用高效铸铁除尘器，利用精确铸造的旋涡结构保证旋风分离的气体速度，改善除尘效果，除尘器本体采用渐扩式结构有利于灰渣的分离和沉降。
⑵显热回收器
在造气水煤气显热回收器结构形式的选择上，采用RLG型组合式热管锅炉，其中热管式蒸汽过热器
阻力仅为管壳式的1/3~1/4,系统阻力下降，保证了制气强度的提高；热管表面渗入镍铬合金，大耐高温和冲刷、耐腐蚀，热能回收效率高，既可增加蒸汽产量，又可降低煤气洗涤冷却水耗量。
⑶水煤气气柜
煤气气柜的作用主要是储存煤气，考虑到造气工序造气炉的间歇特性和投资、占地等因素，为确保为后工序正常供气，煤气气柜采用1个10000m3规格的直升直降式湿式气柜。
2.5.3余热回收装置的特点
本装置采用一套三废混燃炉余热回收系统。三废混燃炉不仅回收造气吹风气中约9%可燃组分的化学热及物理显热（250℃）、变压吸附提氢装置解析气中约50%可燃组分的化学热，还燃烧掉约含14%残C 量的造气炉所产生的全部炉渣（造气炉渣与含C约75%的无烟粉煤末以2：1的比例进行配比，制成热值约为2900kcal/kg的混合料在三废炉底进行燃烧），真正做到对造气废物的“榨尽吃干”，同时生产出2.5MPa·G、280℃的过热蒸汽约40t/h，除能满足整个煤制氢装置的用汽需求，多余的蒸汽还能输送给外界的蒸汽总管，经济效益显著；同时避免了吹风气、提氢解析气、造气灰渣直接外排对环境的污染，环保效果显著。
三废流化混燃炉是第三代造气吹风气回收装置，和第二代吹风气回收装置相比有很大的优势，主要体现在以下几点：
⑴安全性能高：三废流化混燃炉是以造气炉渣（或煤）为点火源，炉内始终长明火，爆炸的因素已排除，彻底改变了造气吹风气回收运行的不安全状态，克服了造气吹风气回收的爆炸现象。
⑵一炉多用、减少投资、便于管理：综合煤化工企业，一台三废流化混燃炉就能达到全厂蒸汽自给。
⑶从三废混燃炉底出来的炉渣含C量仅为3%，灰分含量占97%，一天所产生的炉渣量有70多吨，可送水泥厂、砖瓦厂做建材；三废混燃炉炉顶出来的高温烟气组分主要是CO2、N2及H2O气，另外含有少量的SO2及夹带的粉尘，烟气经锅炉装置回收热量后，由布袋除尘器除尘（除尘效率可达99%），再送动力站脱硫，达标后排放，解决了造气生产废气、废渣、废灰综合治理的难题，保护了环境，治理了现场。同时还可将制氢等生产过程中其它工序的低热值废气一起处理掉，实现循环经济和环保效益的最佳配置。
⑷燃烧系统阻力低、不积灰、提高造气吹风效率。
⑸三废流化混燃炉是隔离燃烧，集中分离，集中热量回收，根本不存在锅炉排管的磨损和冷热不均产生应力而导致设备损坏的问题，因此三废流化混燃炉运行周期较长，生产稳定性突出，节能效果明显。
2.5.4脱硫装置的特点
2.5.4.1流程的优化
因脱硫系统是粗煤气初步净化的过程，系统中含有大量的煤灰及焦油、硫磺、富盐等多种杂质，为确保煤制氢装置的长周期连续稳定运行，脱硫系统采用两套双塔串联流程装置，正常作业方式为并联运行，单套装置的设计负荷按总负荷的75%设计；开双塔时可脱高硫，开单塔可脱低硫，这样既可以有计划的按作业周期的长短安排每套装置的检修和系统清理，又可以提高整个装置的操作弹性。由于设计中采用了双塔串联流程，可以脱除用高硫煤制取的水煤气H2S至设计指标，使该装置对煤种的适应性较强，另外高硫煤与低硫煤之间存在一定的差价，可以节约原料成本，具有较好的经济效益。
2.5.4.2 PDS—600脱硫的工艺特点
⑴脱硫原理：
气体中的H2S溶于脱硫液后，首先与脱硫液中的碱反应
H2S + Na2CO3 == NaHS + NaHCO3
在催化剂作用下，生成的NaHS又与溶液中的氧发生氧化析硫反应，生成单质硫和碳酸钠。在脱硫塔内由于煤气中氧含量不足，溶液中生成的单质硫是不多的，所以当溶液吸收了足量的H2S后，溶液就失去了继续吸收的能力。
⑵再生原理：
为恢复溶液吸收H2S的能力，就必须对溶液进行再生，再生过程主要发生氧化析硫反应：NaHS + NaHCO3 == S + Na2CO3 + H2O。同时，由于气（空气）液相的相对剧烈运动，使析出的单质硫相互凝聚，并随上升气流浮出，离开循环脱硫液，从而使脱硫液双重新具有吸收H2S的能力。
⑶催化原理：
在脱硫过程中PDS—600催化剂最本质的作用是将气体或液体中的氧迅速地结合在催化剂分子上，同时又迅速地促使结合的氧与液体中的硫氢化钠反应，使化合态的硫转化成单质硫。由于催化剂的这一作用，大大降低了化学反应的活化能，从而极大地加快了化学反应速度。
⑷脱硫效率高：
本工艺采用以纯碱为碱源的PDS—600脱硫方法，可将煤气是的H2S脱除至100mg/m3以下，脱除率大于97%。PDS—600脱硫工艺再生过程中生成的硫泡沫采用连续熔硫专利技术实现硫磺的回收。煤气脱硫装置将H2S转化成副产品硫磺，既满足了环保要求，又可用做生产硫酸的原料。
⑸脱硫及再生速度快
该催化剂不仅对脱硫过程与再生过程均有催化作用，而且可以比传统的ADA、栲胶、KCA等催化剂快1000倍以上的速率将液相中的硫氢酸根氧化成硫氢酸根氧化成单质硫，从而使液相中的硫化氢对气相的分压值大幅下降，进而大幅度增加煤气中的H2S溶解于液相中的速率，实现其高效脱除煤气中硫化氢的目的，同时，该催化剂对脱硫液所接触的设备、管道均具有明显的缓腐蚀作用。
⑹脱硫塔采用新型的聚丙烯格栅填料，格栅填料板片之间距离较大，空隙高，气体和固体有固定的走向，板间通道分布均匀，板间距的设计底部板间距离较大，随着气流的上升，板间距逐渐减小。下塔底部气体进口H2S浓度高，吸收推动力大，板间距大，析出硫泡沫多，塔不易堵塞；气体出口H2S浓度低，吸收推动力小，板间距小，传质面积大，传质效率高，保证了气体净化的同时，塔阻力较小，析出硫泡沫多，塔不易堵塞。格栅填料不易持液，允许较高的液泛速度，可以设计较高的空塔气速，同样生产能力的条件下，设备尺寸较小，节省投资。
⑺采用目前最先进的连续熔硫专利技术。
2.5.5变换装置的特点
2.5.5.1采用技术成熟的全低温变换工艺流程，依据变换工艺参数的要求，设置四段变换，出口CO的指标控制在0.8%以下，该工艺流程具有工艺设备体积小、CO变换率高、蒸汽消耗量低等优点。
2.5.5.2在循环热水回路的最佳位置排污和加入软水
饱和塔出来的热水在整个热水循环回路中温度最低，总固体含量最高，热水循环回路的排污由此引出，可减少系统热损失，同时降低循环水的固体杂质，有利于减少设备腐蚀和保护触媒。饱和塔消耗的软水由软水总管分流下来，加入到饱和塔热水出口管的排污管接口之后进入热水塔的热水管上，可降低热水塔的入口水温，从而有效地提高了热水塔的热回收效果。
2.5.5.3采用两级循环水热量回收流程，有效地降低了蒸汽的消耗
循环热水从热水塔开始，依次经过一水加、调温水加逐级提高水温，回收CO变换反应热量，最后卷入饱和塔转化为CO变换所需要的蒸汽。工艺计算表明，该流程饱和塔出口的汽气比R值达到0.18左
右，占总汽气比的31.6%，从而有效地降低了CO变换所需的工艺蒸汽用量。
2.5.5.4采用增湿器段间喷化水冷激，降低一段、二段出口变换气的温度，进一步降低蒸汽消耗。通过喷水冷激回收的蒸汽其汽气比达到0.26左右，占总汽气比的45.6%，每小时减少蒸汽9吨左右，大大降低了外供蒸汽的用量，外供蒸汽其汽气比仅为0.13左右，占总汽气比的22.8%。
2.5.5.5油分离炉过滤工艺很好地保护了CO变换触媒
更换CO变换触媒不仅耗用购买触媒的资金，更重要的是耽误装置的生产时间，所以保护好触媒，使触媒长期处于高活性状态，延长触媒使用寿命具有巨大的经济效益。本装置中采用油分离炉过滤工艺彻底清除了从煤气和蒸汽带进触媒层的各种盐类、胶体和固体微粒对触媒表面活性中心的污染与覆盖，能够十分有力的保证触媒长期保持最佳的催化活性，这是直接从氮肥厂引进的CO变换触媒最佳保护工艺。
2.5.5.6为提高装置操作的可靠性，确保装置长周期安全运行，宜选用成熟可靠的抗毒、耐硫低变催化剂。
2.5.6变脱、精脱装置的特点
变换后的流程增加了变脱、干法脱硫装置，装置出口变脱气中H2S降至0.1ppm以下，脱碳放空气中的H2S远低于国家排放标准，利于环保。
变脱工序在传统工艺流程的基础上增加了闪蒸装置，一方面回收了溶解在脱硫液里面的有效气体（CO和H2），H2的产率可提高0.5%，降低了制氢成本；另一方面降低了氧化再生槽顶部解析气中的可燃有毒介质的浓度，改善了操作环境，利于装置的安全运行。
2.5.7变压吸附装置的特点
采用PSA净化技术，简化了制氢装置流程，提高了氢气的质量，降低了装置的能耗。
⑴本装置采用10—2—5VPSA工艺流程，即：装置的10个吸附塔中有两个吸附塔始终处于同时进料吸附的状态。其吸附和再生工艺过程由吸附、连续5次均压降压、逆放、抽真空、连续5次均压升压和产品气升压等步骤组成。
⑵本方案较传统流程多一次均压过程，可更有效地回收产品氢气，提高了产品氢回收率（可达98%）。
⑶变压吸附工艺过程采用DCS控制系统，具有运转平稳、操作可靠的特点。并且具有在事故状态下，能自动或手动由十床操作切换到九、八、七、六、五床操作的功能。
⑷PSA程序控制阀是变压吸附装置的关键设备。本装置选用华西公司的专利产品——气动程控阀，该阀具有体积小，重量轻，运行准确、平稳，开关速度快（小于2秒），开启速度可调、阀门密封性能好（ANSI六级），寿命长（100万次），自带阀位显示等特点。
2.5.8造气脱硫循环水装置的特点
2.5.8.1流程设计特点：
由于造气循环水与脱硫循环水水质不同，造气及脱硫循环水分开设置，自成体系；每套系统实现闭路循环，满足了环保要求，同时减小了全厂污水处理系统的负担。
造气循环水与脱硫循环水均设置了加药装置，消除水中的各种杂质，并适当补水，以满足对水质的基本要求。
2.5.8.2主要设备
⑴冷却塔
设计中选用WGPL无填料喷雾冷却塔，该种类型的冷却塔采用分散冷却理论，即在大幅降低塔系统阻力、提高风量的情况下，将水在较低的压力下喷射成雾状，与轴流风机抽吸的冷风在极大的表面下进行充分（较长时间）的热交换，极大地提高了冷却塔的冷却能力。因WGPL无填料喷雾冷却塔无填料的存在，不存在填料堵塞情况，塔体载荷大大减小，如采用混凝土结构，则不需更多支撑梁，可节约土建投资。
⑵斜管澄清器
造气循环水处理系统采用的固液分离设备选用组合式斜管澄清器，该设备主要运用浅池沉淀理论，利用斜板间距，迅速缩短沉淀时间，达到快速固液分离的效果。主要特点表现为以下几个方面：
①采用组合设计，利于灵活分布，合理利用土地。
②可灵活设计设备备用率，启、停、检修方便。
③配置气力提升装置，取代传统的泥浆泵，操作维护简单，可实现计算机程序控制。
④比传统的辐射式沉淀池出泥泥浆浓度大，可节省浓缩面积。
第二章工艺原理及生产流程简述
1 煤储运工序
1.1任务：为制气工序输送合格的原料煤。
1.2工艺流程：
当造气炉上部的煤仓需要上煤时，由电动抓斗桥式起重机将煤卸入下煤斗，经往复式给煤机、1#带式输送机、2#带式输送机、3#带式输送机输送至筛分楼。在筛分楼内，经振动筛筛分，合格料（≥13mm）直接进入4#带式输送机,不合格料（＜13mm）进入粉煤贮斗，由转运车送至三废炉作为燃料用煤。进入4#带式输送机的合格块煤，通过计量皮带机计量后送入5#带式输送机，5#带式输送机通过卸料车送入造气炉上部的煤仓，保证输煤系统的正常运行。
2 造气工序
2.1任务与工艺原理：
2.1.1任务：采用固定层间歇式常压气化法，以块煤为原料，在高温下，交替与空气和过热蒸汽进行气化反应，制得合格的水煤气供后工序连续生产的需要。
2.1.2工艺原理
采用空气和过热蒸汽交替与灼热的炭层进行反应，以制得合格的水煤气，同时保持了炉子的自热平衡，使生产得以连续进行。
用空气吹风蓄热时，发生下列反应：
C ＋O2= CO2＋Q (1)
2C ＋O2= 2CO ＋Q (2)
2CO ＋O2= 2CO2＋Q (3)
CO2＋C = 2CO -Q (4)
吹风的目的是为了提高炉温，在反应过程中，由于炉温的逐渐提高，增加了二氧化碳的还原反应，见反应式(4)，对主反应进行不利。所以，生产中用提高空气流速，采用强风短吹来缩短接触时间，抑制二氧化碳还原反应的进行。
用蒸汽制气时，发生下列反应：
C ＋H2O = CO ＋H2-Q (5)
C ＋2H2O = CO2 ＋2H2-Q (6)
C ＋CO2= 2CO -Q (7)
CO ＋H2O = CO2 ＋H2＋Q (8)
C ＋2H2= CH4＋Q (9)
以蒸汽为气化剂的目的是为了得到氢气和一氧化碳。因此，就必须提高反应温度，并增加反应接触时间，使二氧化碳充分还原成一氧化碳，以提高有效气体成分。
2.2 煤气发生炉原料层的区分和各层次的作用
煤气发生炉内燃料层自上而下可分为干燥层、干馏层、还原层、氧化层、灰渣层五个区域。其中氧化层和还原层是煤气炉气化反应的主要原料层，常称为气化层，是工艺操作的主要控制部位。
干燥层
加入的原料煤由于下层高温燃料和炉壁的辐射热以及下面的高温气流的导热，使煤的水份蒸发形成干燥。
干馏层
干燥层的下面温度高，在高温条件下煤发生分解，放出烃类气体（挥发份），煤的本身逐渐碳化。
还原层
空气是从下面进入炭层的，在还原层下面的氧化层已含有各种气体成分，并积蓄了大量的热量，而在这个区层更主要的是进行CO2的还原反应以及水蒸汽的分解。
氧化层
从下在来的空气与碳反应，生成碳的氧化物，因为氧化速度较快，其厚度比还原层厚，此反应为放热反应，热量被积蓄在炭层中。
灰渣层
氧化层的下面全部都是灰渣层，没有化学反应发生，起着预热和均匀分布自炉底进入的气化剂及保护炉箅的作用。
2.3工艺流程简述
固定床间歇气化工艺是在计算机程序控制下通过周期性的开关吹风空气阀、吹风烟囱阀、上行和下
．．．．．．．．．．．．．．．．
行蒸汽阀、上行和下行煤气阀
．．．．．．．．．．．．．来实现工艺过程切换，达到煤气化的目的。其主要工艺过程分为吹风蓄热阶段和蒸汽制气两个阶段组成。但为了节约原料，保证水煤气质量，正常操作和安全生产，还必须包括一些辅助阶段，故制造水煤气工作循环由六个阶段组成：
2.3.1吹风阶段
由于煤的气化是吸热反应，所以煤制气的第一过程是将煤加热到能够进行气化反应的温度以上。具体工艺过程是将空气（通常称为吹风空气）通过离心鼓风机升压到25kPa左右，经过空气管路从炉底加入炉内，空气经过炉篦的分布作用自下而上穿过灰渣层进入氧化层，空气中的氧气与氧化层中的碳元素
迅速反应生成CO2，同时放出大量的热量将炭层和氮气加热到1000℃以上。气体在向上流动中又先后将热量带到还原层、干馏层和干燥层。将热量传给炉内炭层后，气体（此后称为吹风气）温度降到250~300℃左右离开炭层，在炉内上部空间分离出大的尘粒后，从煤气炉上部出口经上行煤气管道进入旋风除尘器，在离心力的作用下分离出90%以上的粉尘后，送吹风气余热回收锅炉与VPSA解析气一起进行二次燃烧，产生的热量生产蒸汽，燃烧烟气经布袋除尘后送动力站脱硫系统。在制水煤气条件下吹风时间通常占间歇制气循环周期的25%左右。在吹内阶段结束时，工艺要求气化层温度要提高到气化用煤的T2即软化点温度，固定床气化炉进入制气阶段。
2.3.2蒸汽吹净阶段：
通过计算机程序控制操作油压系统关闭入炉空气的吹风阀，同时打开上吹蒸汽阀和吹风气回收阀（或烟囱阀），这样由造气夹套锅炉和热管锅炉副产的饱和蒸汽通过热管锅炉的过热段过热到220℃左右，与吹风气余热回收工序三废混燃炉产生的过热蒸汽混合、缓冲后，由炉底进入煤气炉将炉内及管道内的残余吹风气吹出，送三废炉燃烧或由烟囱直接放空（在三废炉故障条件下），以免这部分吹风气在下一阶段混入水煤气系统，以保证水煤气质量。
2.3.3一次上吹制气阶段：
一次上吹制气阶段已经在蒸汽吹净阶段后，上吹蒸汽阀继续保持打开，同时关闭吹风气回收阀（或烟囱阀），打开上行煤气阀。蒸汽通过炉篦和灰渣层进入气化层，同时蒸汽温度也上升到与炭层相同的温度时，水蒸汽与炽热的碳元素进行水煤气反应：H2O+C＝CO+H2。生成的水煤气从煤气炉上部的上行煤气总管出来经旋风分离器除去粉尘后，进入蒸汽过热器和热管式显热回收器移出热量，将温度降至135℃左右送洗气塔，煤气进入洗气塔后与塔顶喷淋下来的冷却水逆流接触，在洗掉煤气中的粉尘的同时将煤气温度降到常温后经管道进入气柜，这是主要的制气阶段。由于蒸汽与炭层的水煤气反应的进行和气流上升的移热作用，下部气化层温度逐渐下降，上部气化层、干馏层、干燥层温度不断上升，致使出炉煤气温度也将大副上升而带出大量的热量。为减少煤气带出的热量，制气工艺转入后面的下吹制气阶段。
2.3.4下吹制气阶段：
下吹制气阶段关闭上吹蒸汽阀和上行煤气阀，同时打开下吹蒸汽阀和下行煤气阀，过热蒸汽从炉子上部入炉，在气化层生成的水煤气从煤气下部出来，下行煤气经下行除尘器除去粉尘后经热管式显热回收器回收热量后，经洗气塔除尘降温后进入气柜。下吹制气阶段实际上就是利用上部料层积蓄的热量制气，以稳定气化层的位置，避免火层上移，使气化均匀。通过上行和下行两个过程的制气，气化层温度已降到700℃左右，水煤气反应速率也大为降低，制气工艺转入二次上吹阶段。
2.3.5二次上吹制气阶段：
二次上吹工艺过程的作用是通过炉底蒸汽在一个周期内第二次上吹，吹净炉底的煤气，以免在工艺转入吹风阶段时，空气在炉底与水煤气相遇产生爆炸。二次上吹的时间很短，通常只有一个循环周期的6%左右。
2.3.6空气吹净阶段：
关闭上、下吹蒸汽阀及下行煤气阀，打开空气吹风阀及上行煤气阀，空气从炉底进入炉内，将炉内及管道内残存的煤气吹入水煤气系统，以免水煤气随吹风气一起损失掉。
2.4 主要设备
位号设备名称规格型号数量
K-31201A/B/C 空气鼓风机D600—28鼓风机 3
F-31201A~I 煤气发生炉Φ2800 H＝9530 9
S-31203A~I 旋风集尘器Φ2400×9800 9
S-31202A~I 下行集尘器Φ1600×4300 9
S-31201/04 总管集尘器Φ1800×2000 2
E-31201/2 余热锅炉Φ2600×14230 （热管式） 2
过热段Φ1000×2500 F＝450m2
饱和段Φ1000×3500 F＝800m2
C-31201/2 洗气塔Φ3400×14900，共12×8＝96只喷头 2
V-31201~5/V-31212~15 夹套汽包Φ1400×2927 V＝3.4m39
V-31206/16 高位汽包Φ1600×3200 V＝4.5m3 2
V-31224 气柜10000m3 , 总高32259 1
C-31203/4 气柜进／出口洗气塔Φ2800×13800，共12×4+1＝49只喷头 2
S-31205/6 静电除焦器Φ6000×12000 立式 2
3 吹风气回收工序
3.1 任务
利用吹风气、炉渣、粉煤和提氢解析气燃烧所放出的热量，供余热锅炉产生蒸汽供外工序使用。3.2工作原理
三废混燃炉以造气炉渣和粉煤的混合物（或粉煤）为点火源，回收造气吹风气、变压吸附提氢解析气进行燃烧，燃烧所放出的热量供余热锅炉产生蒸汽。因炉内始终有明火，燃烧温度高且有2%的氧过剩，故而不具备爆炸条件，使本工序得以长周期安全运行。
3.3工艺流程简述
采用三废混燃炉装置，以造气炉渣或煤为点火源。来自VPSA氢提纯装置的排放解析气，经过水封稳压和分液后进入燃烧器中，与经过空气预热器预热后的空气混合燃烧，同时在高温下点燃高温吹风气中的可燃部分。与此同时造气炉生产的炉渣经破碎机破碎后与煤储运装置筛选下来的粉煤按一定的比例进行混合，通过皮带输送机、斗式提升机及螺旋输煤机将混合料输送到三废炉中充分燃烧。
经过燃烧后生成的960℃左右高温烟气去蒸汽过热器，与余热锅炉产生的饱和蒸汽进行初步换热，使蒸汽过热，过热后的蒸汽送造气和变换工序，换热后的高温烟气则送余热锅炉生产2.5MPa的蒸汽，然后依次送锅炉给水预热器预热锅炉给水，送空气预热器使空气预热。经过空气预热器后的烟气温度已降至160℃左右，最后进入布袋除尘器将烟气中的含尘浓度降至50mg/Nm3以下，由引风机送动力站脱硫后统一达标排放。
3.4 主要设备
位号设备名称规格数量
V-31301 自动水封Φ500×3200 1
V-31302 安全水封Φ2400×5180 1
V-31303 水封Φ2600×4500 1
F-31301 三废混燃炉Φ6520×10×20000 1
E-31301 蒸汽过热器Q＝40吨/小时，P＝2.5MPa 1
E-31302 余热锅炉Q＝40吨/小时，P＝2.5MPa 1
E-31303 省煤器Q＝42吨/小时，P＝2.5MPa 1
E-31304 空气预热器空气温度：30~120℃ 1
S-31302 组合式除尘器Φ5520×10×19800 1
K-31301A/B 一次风机9—26 8D 2
K-31302A/B 二次风机9—19 16D 2
K-31303A/B 引风机JL Y75S—30 23D 2
V-31314A/B 除氧器Φ7600×5300（总长×总高） 1
S-31301 气水分离器Φ2400×5180 1
S-31303 布袋除尘器JDMC340—2×4, 11400×7240×19230 1
P-31301A/B 多级锅炉给水泵DG—46—50×7 3
P-31302A/B 低压锅炉给水泵 2
4 水煤气脱硫工序
4.1任务
本工序的任务是脱除水煤气中的硫化氢，使其含量不超过150mg/Nm3，并做好脱硫液的再生和硫的回收工作。
4.2工作原理
4.2.1 脱硫原理
H2S + Na2CO3 == NaHS + NaHCO3
水煤气中的硫化氢与脱硫贫液接触后，被脱硫贫液溶解吸收。
4.2.2 再生原理
NaHS + NaHCO3 == S + Na2CO3 + H2O
硫化氢在溶液中产生离解，成为硫氢根离子，硫氢根离子在催化剂的作用下被氧化剂氧化，使单质硫从溶液中析出并分离出来，从而使脱硫液获得再生，得以循环使用。
4.3工艺流程简述
4.3.1 水煤气流程
来自气柜的水煤气经过电捕焦油器（静电除焦器），除去焦油后，经罗茨鼓风机将其升压后进入冷却塔，被冷却至30~35℃。然后水煤气从1#脱硫塔下部进入脱硫塔，与塔顶喷淋在填料表面的脱硫液逆流接触，水煤气中的H2S被脱硫液吸收。脱除H2S的水煤气经塔顶出来后，再进入2#脱硫塔进一步脱除水煤气中的H2S后，依次去清洗塔、静电除焦器后，去水煤气压缩工序。
4.3.2 脱硫液流程
吸收了H2S的脱硫液从塔底流出来，通过富液泵将其送入自吸式空气喷射再生器，同时利用自动吸入的空气对脱硫液进行再生，空气随脱硫富液从喷射器尾管出来，自下而上与脱硫富液再次逆流接触，使溶液中的硫化物、硫氢化物氧化为单质硫，并被上行的空气带到再生槽上部液面形成硫泡沫，被氧化再生后的溶液（脱硫贫液）从再生槽底部，利用静压差流入贫液槽，经贫液泵抽出再打入脱硫塔循环使用。
脱硫富液氧化再生过程中产生的硫磺泡沫，利用位差从再生槽溢流堰自动流入硫泡沫槽，硫泡沫经
泡沫泵送入熔硫装置。在得到硫磺产品的同时，分离出来的脱硫液，回流到脱硫液中，以减少脱硫剂（纯碱）和催化剂的损失并维持脱硫系统的水平衡。系统损耗的脱硫液由地下槽通过离心泵补充到氧化再生槽和贫液槽。
4.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
K-31401A~C 罗茨风机ZR7—580A Q=495.5m3/min P=49kPa 3
K-31402 硫化用罗茨机RRG—350 Q=185.7m3/min P=39.2kPa 1
P-31401A~E 富液泵IJ200-150-400 Q=400m3/h H=50m 5
P-31402A~E 贫液泵IJ200-150-450 Q=400m3/h H=50m 5
C-31401A/B 冷却塔Φ2800×21250 7层喷头，共73只Q=3.5m3/h 2
C-31402A/B 第一脱硫塔Φ3800×29365 聚丙烯格栅填料，6×2＝12m 2
C-31403A/B 第二脱硫塔Φ3800×38865 聚丙烯格栅填料，6×3＝18m 2
C-31404A/B 清洗塔Φ2800×24140 7层喷头，共73只Q=3.5m3/h 2
V-31402A/B 氧化再生槽Φ6800/Φ8400×8830 配置24只空气喷射器 2
V-31403A/B 贫液槽Φ5000×5576 V＝100m3 2
V-31401A/B 带压富液槽Φ5000×7450 V＝135m3 2
V-31407A~C 连续熔硫釜Φ1000/Φ1100×3657 3
X-31402A/B 电除焦器Φ6000×12000 电场面积15.26m2 2
5 水煤气压缩工序
5.1任务
将脱硫工序来的水煤气加压到1.7MPa，送变换工序。
5.2工艺流程简述
脱硫工序来的水煤气经Ⅰ级吸气缓冲分离器后，进入压缩机Ⅰ级缸，被压缩后出来，依次经Ⅰ级排气缓冲器、Ⅰ级冷却器、Ⅱ级吸气缓冲分离器进入压缩机Ⅱ级缸。同样，在经过三次压缩后，经Ⅲ级分离器后，送入变换工序。压缩机一、三级压缩后有返回一级入口的近路管，并且每一级压缩后都装有安全阀，以保护压缩机的安全运行。
5.3 压缩在正常运行时的注意点
压缩机属带压运转部件，一有异常，应及时诊断，迅速处理，以免引起重大事故，酿成重大损失。
(1)防超压：各级压力应控制在工艺指标范围内。
(2)防超温：如各级气体温度过高，会使气缸内润滑油焦化，结死气缸、气阀、损坏气缸及排气阀，故应防范缸套断水。
(3)防负压：一进压力过低抽负压，会使空气吸入煤气系统，形成爆炸性气体，应严加防范，一旦发现，应紧急停车。
(4)防断油：气缸、滑道一旦断油，会引起活塞断裂，滑道拉毛。故生产中，严禁断油运转。
(5)防带液：各级缓冲器、油水分离器及一进油水分离器若不及时排污，会使液体带入压缩机气缸，形成“液击”现象，损坏压缩机。一旦发生应及时处理，防止事故。
(6)电机防超载：压差太大或各级压力超标，会引起压缩机电流超标，烧坏电机。一旦发现电机超温发烫，应及时降压，或打部分回路，防止故事发生。
6 全低温变换工序
6.1任务
来自压缩工序半水煤气中的一氧化碳，在高温、加压条件下，借助于催化剂的催化作用，与水蒸汽进行变换反应，生成二氧化碳和氢气，制得合格的变换气。系统中设有若干换热设备，以合理利用反应热和充分回收余热，降低能耗。
6.2工作原理
变换的主要反应是在催化剂存在与一定温度条件下，气体中的一氧化碳与水蒸汽发生反应，生成氢气和二氧化碳，反应方程式如下：
催化剂
CO + H2O＝＝＝CO2 + H2 + Q(热量)
该反应是一个可逆的放热反应，在催化剂的条件下，过量的水蒸汽和适当低的温度（必须满足催化剂活性温度要求）交有利于将更多的CO转化成H2。但多耗蒸汽会增加生产成本，因此，需考虑催化剂最佳活性温度、最高耐受温度、CO变换率、蒸汽消耗等多种因素，才能确定出最经济合理的流程。
6.3工艺流程简述
6.3.1气体流程：
自水煤气压缩机来的水煤气经煤气冷却器冷却，初步除去水煤气中夹带的油水，再进入油分离炉分离掉其中的微量油污、胶体后进入饱和热水塔的上段（即饱和塔），在塔内自下而上与自上而下的循环热水逆流接触，将热水中的热量转化为煤气中的饱和水蒸汽，饱和后的煤气再添加适量过热蒸汽消除饱和水煤气中夹带的雾状水汽，然后进入热交换器与三段变换炉出口的变换气换热，温度升至210℃左右，再经过电加热器（仅在开工时使用）后进入一段变换炉，自上而下在抗氧化剂和催化剂的作用下脱除氧并发生变换反应，温度升到373℃左右出变换炉一段，进入第一增湿器补充纯水和部分蒸汽后，增加了蒸汽含量，同时一段变换气温度降低至200℃左右，然后进入二段低变反应沪继续进行变换反应，即在回相催化剂作用下将CO和水蒸汽反应生成H2和CO2的过程，变换气温度升到326℃左右；二段低变反应气再次经第二增湿器补充纯水和部分蒸汽后，同理增加了蒸汽含量，同时变换气温度降低至200℃左右，再进入三段低变反应炉继续变换反应，三段出口的变换反应气进入热交换器预热一段入口的水煤气，然后再进入调温水加热器预热热水塔出口的循环热水，使本身温度降低至185℃左右后再进入四段低变反应炉继续变换反应，出四段变换反应炉的变换气依次经过一水加热器、饱和热水塔下段（即热水塔）、脱盐水预热器、变换气水冷却器将变换气温度降至40℃左右并分离出其中的水份，然后进入后续的变脱工序。
6.3.2蒸汽流程
由蒸汽总管来的过热蒸汽（2.0MPa,250℃）经蒸汽汽水分离器分离出冷凝水，一部分加入混合器与进变换炉的水煤气混合补充反应需要的蒸汽，一部分加入到变换炉段间补充反应需要的蒸汽，蒸汽随煤气进入变换炉作为CO变换反应物参与其变换反应。
6.3.3热水流程
循环热水在热水塔内自上而下与变换气逆流接触，将变换气中的热量吸收到热水中。循环热水泵将热水从热水塔抽出加压后，先后经过一水加热器和调温水加热器将CO变换反应的反应热逐一回收到循环热水之中后，经过饱和塔顶部喷淋器将热水喷到填料表面，热水流到饱和塔底部温度降至92℃左右，
补充软水后经液封槽进入热水塔又开始新一轮回收反应热的循环。饱和塔底的排污水送油分离炉下端洗涤煤气后排放（送造气循环水系统循环利用）。
6.4 主要设备
位号设备名称规格及其附件材料数量
C-31601 饱和热水塔
DN2800 H＝36500
上段饱和段,内装规整填料4.5m
下段热水段，内装规整填料7m
321
填料：不
锈钢
1
S-31601 油分离炉
DN2400 H＝13650
上装除油剂，下装丝网除雾器
Q345—R 1
S-31502 蒸汽汽水分离器
DN1200 H＝5450
内装不锈钢鲍尔环填料Φ38×38×1
321 1
V-31601 混合器Φ2600×6850,不锈钢鲍尔环填料Φ38×38×1 15CrMoR 1 V-31602 增湿器Φ2200×14150(二段)鲍尔环填料Φ38×38×1 321 1 E-31605 热交换器Φ1400×9100，F=780m2321/304 1
E31604A/B 电加热器
(外/内）
Φ1200×8405,直杆式电热管,每根10kw，共80
根，N=800kw
Q345R 2
E-31602 变换气水冷器Φ1300×9050,F=480m2321/304 1 E-31603 一水加热器Φ1300×9250,F=568m2304 1 E-31601 煤气冷却器Φ1000×5850,F＝187m2Q345R/20 1 E-31607 调温水加热器Φ900×5200,F=100m2321/304 1 E-31606 脱盐水预热器Φ1300/Φ1800×13250,F=383m2321/304 1
P-31601a/
b 循环热水泵
IH100R—65—250
流量100 m3/ h H＝50m
电机37kw 2
P-31602a/
b 冷激泵
DL12—25×8
流量12.5 m3/ h H＝200m
电机
18.5kw
2
P-31603a/
b 补水泵
DL12—25×8
流量12.5 m3/ h H＝200m
电机
18.5w
2
R-31601 低变炉Φ3600×27350，四段催化剂，自上而下触媒层
高度：2300/1600/1900/3000
15CrMoR
耐火砖
1
7 变换气脱硫工序7.1变脱工序
7.1.1任务
水煤气在经过高温变换后，气体中原来含有的有机硫组分在催化剂的作用下转化为H2S，故而增设变脱工序，以脱除变换气中的H2S成份，为后工序制备合格的原料气。
7.1.2工作原理
变换气中的硫化氢与脱硫贫液接触后，被脱硫贫液溶解吸收。硫化氢在溶液中产生离解，成为硫氢根离子，硫氢根离子在催化剂的作用下被氧化剂氧化，使单质硫从溶液中析出并分离出来，从而使脱硫液获得再生，得以循环使用。
7.1.3工艺流程简述
来自变换工序的变换气先经塔前分离器分离油水后进入变脱塔与喷淋而下的脱硫液逆流接触，变换气中的H2S被脱硫液吸收后从塔顶引出经塔后分离器分离脱硫液后，送往干法脱硫塔（精脱工序）脱硫。
吸收了H2S的富液从塔底排出，经液位调节阀调节减压至0.45MPa后送入闪蒸槽，闪蒸汽送入压缩一入进口回收利用，0.45MPa的脱硫富液带压进入氧化再生槽，与同时从槽顶喷射器中吸入的空气自上而下并流氧化再生，由氧化再生槽上部引出的贫液经液位调节器后进入贫液槽，由变脱泵打入变脱塔循环使用。再生过程中生成的硫磺颗粒被吸入的空气浮悬于槽顶扩大部分，溢流至硫泡沫槽，由硫泡沫泵送往熔硫釜回收硫磺（熔硫釜与水煤气脱硫工序共用）。系统损耗的脱硫液由溶液制备槽通过离心泵补充到贫液槽。
7.1.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
P-31701A~C 变脱贫液泵DF280-43×5 Q=280m3/h H=215m 3
C-31701 第一变脱塔Φ3600×29165 聚丙烯鲍尔环填料Φ50×50×1.5，6×2＝12m 1
C-31702 第二变脱塔Φ3600×38665 聚丙烯鲍尔环填料Φ50×50×1.5，6×3＝18m 1
S-31701 塔前分离器Φ2200×5950 V＝18.5m3 1
V-31701 闪蒸槽Φ2000×10841×16 聚丙烯鲍尔环填料Φ50×50×1.5，高度2m 1
V-31704A/B 氧化再生槽Φ6000/Φ7400×8100 配置18只空气喷射器 2
V-31702A/B 贫液槽Φ4500×5576 V＝80m3 2
V-31705 硫泡沫槽Φ3000×4650 V＝28m3 1
S-31702 塔后分离器Φ2200×5950 V＝18.5m3 1
7.2 干法精脱硫
7.2.1任务
脱除变脱气中的硫化物（有机硫和无机硫）成份，为后续工序制取合格的原料气。
7.2.2工作原理
利用硫化物与脱硫剂Fe2O3反应的原理除去变脱气中的硫化物。
Fe2O3 + H2S == Fe2S3 + H2O
Fe2O3 + 3H2S == 2FeS + 3H2O + S
7.2.3工艺流程
自变脱工段来的含有机硫的变脱气进入油水分离器分离油水后，进入干法脱硫塔中脱硫，塔顶出口
的气体经分离器分离油水后送往变压吸附工序。随着运行时间延长，脱硫剂吸收的硫越来越多，脱硫剂的含硫量增加较快。当一个塔的出口气体含硫量与进口接近时，表示该塔脱硫剂已达饱和，应将其与系统断开，需更换脱硫剂。
7.2.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
S-31703 精脱入口油分Φ2200×6700 V＝19.5m3 1
C-31703 1#精脱硫塔Φ3200×19400 Fe2O3干脱，4.8×2＝9.6m (77.2m 3) 1
C-31704 2#精脱硫塔Φ3200×19400 Fe2O3干脱，4.8×2＝9.6m (77.2m 3) 1
8 变压吸附工序
8.1 脱碳流程（VPSA）
8.1.1任务
本岗位的任务是采用（PSA）技术将变换来变换气中CO2等杂质脱除，控制合理的循环时间、真空度及气量，降低气耗、电耗，脱除二氧化碳，制备合格的产品气。
8.1.2工作原理
采用PSA工艺，利用吸附剂对气体中各组分的吸附容量随着压力的变化而呈现差异的特性，在吸附剂选择吸附的条件下，加压吸附除去CO2、N2、CH4、CO等杂质组份，减压脱附这些杂质，使吸附剂得到再生，循环操作，达到连续制取产品气的目的。
8.1.3工艺流程简述
VPSA脱碳装置总共由10台吸附塔组成，其中2台总是处于吸附状态，吸附塔的工作过程包括吸附、均压、逆放、真空、升压等过程，具体描述如下：
吸附过程：变换原料气（精脱气）变换工序来，然后再自塔底进入10台吸附塔中正处于吸附状态的吸附塔（同时有2台处于吸附状态）内。在多种专用吸附剂的选择吸附下，其中的N2、CH4、CO2、CO 被吸附下来，未被吸附的H2等作为最终产品从塔顶流出去后工序，变换气脱碳控制CO2含量小于3%，变换气脱碳后经压力调节系统稳压后去CPSA氢提纯工序。
当被吸附杂质的传质区前沿（称为吸附前沿）到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。
均压降压过程：这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高的压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括5次均压降压过程，以保证氢气的充分回收。
逆放过程：这是在均压降压过程结束后，逆着吸附方向进行减压，使被吸附的杂质减压解吸出来的过程。
真空过程：这是在逆放过程结束后，逆着吸附方向对吸附塔抽真空，进一步降低压力，使被吸附的杂质完全解析出来的过程。
均压升压过程：在真空再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力的氢气对该吸附塔进行升压的过程。这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过程。为保证氢气的回收率，本装置包括5次均压升压过程。
产品气升压过程：在真空再生完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品气压力在这一过程中不发生波动，通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔内压力升至吸附压力。
经过这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附——再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。
10个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有2个塔处于吸附状态），即可实现氢气的连续提纯。
这样可保证VPSA提氢工序的解析气有较高的热值，可回收利用，降低装置的运行成本。
8.1.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
C-31801A~J 脱碳吸附塔Φ3200×6800 AS吸附剂Φ3~5 10
HXSI—01吸附剂Φ1~4
V-31801 变脱气缓冲罐Φ2200×6800（TL/TL）× 18 1
P-31701A~E 真空泵 5
8.2氢提纯流程（VPSA）
8.2.1任务
本岗位的主要任务是采用变压吸附(简称PSA）法从脱碳气中提取99.9％以上氢气输送到加氢工序，同时将含有杂质组份的解吸气供吹风气燃烧。
8.2.2工作原理
采用PSA工艺，利用吸附剂对不同气体的吸附容量随着压力的不同而差异的特性，在吸附剂选择吸附的条件下，加压吸附除去CO2、N2、CH4、CO等杂质组份，减压脱附这些杂质，使吸附剂得到再生，循环操作，达到连续提取氢气的目的。
8.2.3工艺过程简述
VPSA提氢装置总共由10台吸附塔组成，其中2台总是处于吸附状态，吸附塔的工作过程包括吸附、均压、逆放、抽真空、升压等过程，具体描述如下：
吸附过程：来自脱碳工序的脱碳气进入VPSA提氢工序，然后再自塔底进入10台吸附塔中正处于吸附状态的吸附塔（同时有2台处于吸附状态）内。在多种专用吸附剂的选择吸附下，其中的N2、CH4、CO2、CO被吸附下来，未被吸附的H2等作为最终产品从塔顶流出，纯度大于99.9%，产品氢经压力调节系统稳压后出界，去加氢工序。
当被吸附杂质的传质区前沿（称为吸附前沿）到达床层出口预留段时，关掉该吸附塔的原料气进料阀和产品气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。
均压降压过程：这是在吸附过程结束后，顺着吸附方向将塔内的较高的压力的氢气放入其它已完成再生的较低压力吸附塔的过程，该过程不仅是降压过程，更是回收床层死空间氢气的过程，本流程共包括5次均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。
逆放过程：这是在均压降压过程结束后，吸附前沿已达到床层出口。这时，逆着吸附方向将吸附塔压力降至0.03MPa左右，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来。逆放解吸气进入解析气缓冲罐。
抽真空过程：在逆放过程全部结束后，为使吸附剂得到彻底的再生，用真空泵对吸附床层进行抽真空，使吸附剂得以彻底再生。真空解析气与逆放解析气在解析气混合罐中混合，送余热锅炉作燃料。
均压升压过程：在抽真空再生过程完成后，用来自其它吸附塔的较高压力的氢气对该吸附塔进行升压的，这一过程与均压降压过程相对应，不仅是升压过程，而且更是回收其它塔的床层死空间氢气的过
程，本流程共包括了5次均压升压过程。
产品气升压过程：在5次均压升压过程完成后，为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附并保证产品气压力在这一过程中不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔内压力升至吸附压力。
经过这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附——再生”循环，又为下一次吸附做好了准备。
10个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有2个塔处于吸附状态），即可实现氢气的连续分离与提纯。
8.2.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
C-31802A~J 提氢吸附塔Φ2800×7400 AS吸附剂Φ3~5 10
HXBC—15B吸附剂Φ1.5~2
HX—X吸附剂Φ1.6~2.5
HX5A—98H吸附剂Φ1.6~2.5
V-31802 脱碳气缓冲罐Φ3000×9500（TL/TL）× 22 1
V-31803 解析气缓冲罐Φ3200×20000（TL/TL）× 10 1
V-31804 解析气混合罐Φ3200×20000（TL/TL）× 10 1
P-31802A~C 真空泵 3
9 循环水系统
9.1造气污水处理系统
本系统设置8台WHB—250斜管沉淀器（WHB—250单台设备处理能力250m3/h，正常生产时六开两备）和2台WGPL无填料喷雾冷却塔（单台WGPL设备处理能力1500m3/h，一开一备）。
造气污水处理系统的工艺流程简述如下：
该装置流程主要由污水处理和灰渣脱水两部分。
9.1.1污水处理流程：
来自造气的污水汇流至污水平流池，由热水灰加压送到斜管沉淀器的顶层，经磁化处理后，由矩形流槽流入异向斜管沉淀器。污水经处理后流入热水池，再用热水泵加压送到WGPL无填料喷雾冷却塔降温处理，冷却水回冷水池，由冷水泵加压送造气循环使用。其中，对造气循环水通过加药絮凝、助凝处理，消除水中的各种杂质，并适当补水，以满足对水质的基本要求。
9.1.2灰渣脱水流程：
沉淀器沉渣经螺旋输送机推出，由泥浆气力提升器送到灰渣罐，再送入板式压滤机进行脱水处理。脱水后的灰渣卸入灰渣储仓，装置三废流化床混燃炉燃烧。
9.2 脱硫循环水系统：
由于脱硫循环水为直接冷却的方式，冷却水在冷却塔、煤气洗涤塔内与工艺气直接接触，其冷却效果好，但是因气、水直接接触，将会造成工艺气体中的煤粉、焦粒、铁锈等杂质进入循环水中，对循环水的水质污染比较严重，而压缩循环水相对洁净，两者水质差别较大，故脱硫循环水系统与压缩循环水系统分开设置，脱硫循环水系统的流程采用常压回水工艺，主要有冷、热水池及WGPL无填料喷雾冷却
塔，冷、热水泵等设备组成，具体流程为：装置回水自流至热水池，由热水泵送至WGPL型无填料喷雾冷却塔，冷却后回冷水池，再由冷水泵送至各装置区循环使用。其中，对脱硫循环水通过加药絮凝、助凝处理，消除水中的各种杂质，并适当补水，以满足对水质的基本要求。
9.3装置外循环水系统：
装置外循环水的需用量在2000 m3/h左右，主要供给压缩工序的压缩机冷却水，变换工序水冷器、变压吸附真空泵冷却水以及熔硫工序的清液冷却器等装置使用，由界外循环水站提供。
9.4 主要设备
位号设备名称规格技术性能数量(台)
S-31901A~H 斜管沉淀器WHB—250 表面积40m2 /台，处理能力250m3/h 8
S-31902A/B 箱式压滤机XM30/630—UA 过滤面积30 m2 2
A-31901A/B 无填料喷雾冷却塔WGPL—1500 风机L60,电机Y132S1-ZW,1500m3/h 2
A31902A/B WGPL—800 风机L47,电机YB225M-6，800m3/h 2
P-31901/2A~C 热水泵300S-19 电机Y250M-4, Q＝790m3/h ,H=45m 6
P-31906A/B 热水泵300S-19 电机Y250M-4, Q＝790m3/h ,H=45m 2
P-31902A~C 冷水泵300S-58B 电机Y315M-4, Q＝790m3/h ,H=45m 3
P-31907A/B 冷水泵300S-58B 电机Y315M-4, Q＝790m3/h ,H=45m 2
L-31901 电动抓斗电机型号YZR160M2-6 1
L-31902A~H 螺旋输送机Φ600×3430 电机Y132S2-4 排泥能力38m3/h 1
减速机BWY3922-17×17-5.5
X-31905A~H 泥浆气力提升器Φ200×100 8
渠用电磁式磁水器MWQ15-7 570~950m3/h/台，磁场强度0.15T 2
第三章主要工艺过程操作条件
1 造气工序
入炉空气压力~28kPa
吹风气平均温度~250℃
气化层温度750℃~T2（煤的软化点温度）
上行煤气温度~250℃
下行煤气温度~200℃
入炉蒸汽温度~220℃
上下行余热回收器出口温度150~160℃
洗气塔出口煤气温度≤40℃
2 吹风气回收工序
吹风气平均温度~250℃
煤制氢装置工艺说明书
浙江X X X X X X有限公司培训教材 煤制氢装置工艺说明书 二○一○年九月
第一章 概 述 1 设计原则 1.1 本装置设计以无烟煤、蒸汽、空气为主要原料生产水煤气，然后经过一系列的净化变换处理生产工业氢气；生产规模：30000Nm 3/h 工业氢气。 1.2 本装置采用成熟、可靠、先进的技术方案，合理利用能源，降低能耗，节省投资。 1.3 认真贯彻国家关于环境保护和劳动法的法规和要求，认真贯彻“安全第一、预防为主”的指导思想，对生产中易燃易爆、有毒有害的物质设置必要的防范措施，三废排放要符合国家现行的有关标准和法规。 1.4 采用DCS 集散型控制系统。 2 装置概况及特点 2.1装置概况 本装置技术采用固定床煤气发生炉制气、湿法脱硫、全低温变换、变压吸附VPSA 脱碳和（PSA ）提纯氢气的工艺技术路线，其中的变压吸附脱碳和提氢技术采用上海华西化工科技有限公司的专有技术。 本装置由原料煤储运工序、固定床煤气发生炉制水煤气工序、水煤气脱硫工序、水煤气压缩工序、全低温变换工序、变换气脱硫工序、变压吸附脱碳和提氢工序、造气和脱硫循环水处理工序以及余热回收等部分组成。 2.2装置组成 原料煤储运→造气→气柜→水煤气脱硫→水煤气压缩→全低温变换→变换气脱硫→变压吸附脱碳→ 变压吸附提氢 2.3生产规模 制氢装置的生产规模为30000Nm 3/h ，其中0.6MPa 产品氢7000 Nm 3/h ，1.3 MPa 产品氢23000 Nm 3/h 。装置的操作弹性为30—110%，年生产时数为8000小时。 2.4物料平衡简图 本装置的界区自原料煤库出来的第一条输煤皮带的下料开始，至产品氢出口的最后一个阀门为止。 煤造气气柜变换压缩脱硫VPSA 脱碳 VPSA 氢提纯余 热 回 收 系 统 动力站界外蒸汽管网硫回收 脱硫循环水造气循环水煤栈桥原料煤库 循环水站界外界外吹风气 粉煤 炉渣蒸汽VPSA 解析气 CO2气界外 界外外卖炉渣硫磺 硫泡沫 上水回水 0.6MPa 产品氢 1.3MPa 产品氢 变脱水煤气水煤气水煤气P-55 水煤气变脱气变换气P-63上水回水空气吹风气蒸汽 蒸汽 块煤 块煤蒸汽 飞灰烟气灰渣
制氢技术比较及分析报告
制氢技术综述&制氢技术路线选择 一、工业制氢技术综述 1.工业制氢方案 工业制氢方案很多，主要有以下几类： （1）化石燃料制氢：天然气制氢、煤炭制氢等。 （2）富氢气体制氢：合成氨生产尾气制氢、炼油厂回收富氢气体制氢、氯碱厂回收副产氢制氢、焦炉煤气中氢的回收利用等。 （3）甲醇制氢：甲醇分解制氢、甲醇水蒸汽重整制氢、甲醇部分氧化制氢、甲醇转化制氢。 （4）水解制氢：电解水、碱性电解、聚合电解质薄膜电解、高温电解、光电 解、生物光解、热化学水解。 （5）生物质制氢。 （6）生物制氢。 2.工业制氢方案对比选择 （1）煤炭制氢制取过程比天然气制氢复杂，得到的氢气成本也高。 （2）由于生物制氢、生物质制氢和富氢气体制氢等方法制取的氢气杂质含量高、纯度较低，不能达到GT等技术提供商的氢气纯度要求。 （3）国内多晶硅绝大多数都采用的是水电解制氢，只有中能用的是天然气制氢，而国外应用的更多是甲醇制氢，因此，我们重点选择以下三类方案进行对比： （A）天然气制氢 （B）甲醇制氢 （C）水电解制氢 3. 天然气制氢
（1）天然气部分氧化制氢因需要大量纯氧增加了昂贵的空分装置投资和制氧成本。 （2）天然气自热重整制氢由于自热重整反应器中强放热反应和强吸热反应分步进行，因此反应器仍需耐高温的不修锈钢管做反应器，这就使得天然气自热重整反应过程具有装置投资高，生产能力低的特点。 （3）天然气绝热转化制氢大部分原料反应本质为部分氧化反应。 （4）天然气高温裂解制氢其关键问题是，所产生的碳能够具有特定的重要
用途和广阔的市场前景。否则，若大量氢所副产的碳不能得到很好应用，必将限制其规模的扩大。 （5）天然气水蒸汽重整制氢，该工艺连续运行, 设备紧凑, 单系列能力较大, 原料费用较低。 因此选用天然气水蒸汽重整制氢进行方案对比。 4.甲醇制氢 （1）甲醇分解制氢，该反应是合成气制甲醇的逆反应，在低温时会产生少量的二甲醚。 （2）甲醇水蒸汽重整制氢，是甲醇制氢法中氢含量最高的反应。这种装置已经广泛使用于航空航天、精细化工、制药、小型石化、特种玻璃、特种钢铁等
制氢装置加氢脱毒部分工艺管理和操作规程
制氢装置加氢脱毒部分工艺管理和操作规程 1.1 加氢脱毒部分的任务及主要工艺指标 1.1.1 加氢脱毒部分的任务 脱硫部分的任务是为轻烃水蒸汽转化制氢提供合格的原料（硫含量＜ 0.5PPm 、烯烃<1%）以防止转化催化剂硫中毒。其中加氢部分是在催化剂和氢气存在的条件下，将原料中 的有机硫，有机氯等转化为无机硫（H2S）和无机氯（ HCl ），无机氯被脱氯剂吸收除掉，而 硫化氢则被氧化锌吸收，使得脱硫气含硫＜0.5PPm。 1.1.2 加氢脱毒部分的主要工艺指标 (1) 轻石脑油 干点＜ 160℃ 含硫量≤ 50PPm (2) 干气 干气含硫量≤ 50PPm (3) 加热炉 F2001 出口温度340～380℃ 加热炉炉膛温度≯ 800℃ 入口压力 3.8MPa (4) 加氢反应器 R2001 入口温度340～380℃ 出口温度≯ 400℃ 入口压力 3.38MPa(abs) 出口压力 3.35MPa(abs) 空速1～ 6h-1 氢油比（体）80 ～ 100 加氢反应器床层最高温度≯400℃ (5)氧化锌脱硫反应器 R2002A.B 入口温度 350～370℃ 出口温度 360℃ 入口压力 3.35MPa(abs) 出口压力 3.32MPa(abs) 脱硫气含硫量≤ 0.5PPm 1.2 R2001反应温度的控制 反应温度是调节脱硫气含硫量的主要手段，钴－钼催化剂进行加氢脱硫时，操作温度通常控制在330～400℃范围内。当温度低于320℃时，加氢脱硫效果明显下降。温度高于420℃以上，催化剂表面聚合和结碳现象严重。一般来说，对于 T205 加氢催化剂，当温度高于 250℃ 时，就具有加氢脱硫活性了。因此，操作人员在正常操作时，必须调节TC7101 以控制好加氢反应器 R2001 入口温度。即通过调节加热炉F2001 的燃料气流量来控制加氢反应器R2001入口温度。反应温度主要参考原料性质的变化，空速的大小，氢油比的高低以及催化剂活性 情况来进行控制。 非正常操作因素： 影响因素 1、加热炉出口温度上升 2、原料含烯烃、CO、 CO2、 O2等杂质含量超标控制操作 1、降低加热炉出口温度 2、降低处理量，查明原料杂质来源，并切出超
煤制氢装置工艺说明书
浙江X X X X X X 有限公司 培训教材 煤制氢装置工艺说明书 二。一O年九月 第一章概述 1 设计原则 1.1本装置设计以无烟煤、蒸汽、空气为主要原料生产水煤气，然后经过一系列的净化变换处理生产工业氢气；生产规模：30000Nm3/h 工业氢气。 1.2本装置采用成熟、可靠、先进的技术方案，合理利用能源，降低能耗，节省投资。 1.3认真贯彻国家关于环境保护和劳动法的法规和要求，认真贯彻“安全第一、预防为主”的指导思想，对生产中易燃易爆、有毒有害的物质设置必要的防范措施，三废排放要符合国家现行的有关标准和法规。 1.4采用DCS集散型控制系统。 2 装置概况及特点 2.1装置概况 本装置技术采用固定床煤气发生炉制气、湿法脱硫、全低温变换、变压吸附 VPSA脱碳和（PSA提纯氢气的工艺技术路线，其中的变压吸附脱碳和提氢技术采用上海华西化工科技有限公司的专有技术。 本装置由原料煤储运工序、固定床煤气发生炉制水煤气工序、水煤气脱硫工序、水煤气压缩工序、全低温变换工序、变换气脱硫工序、变压吸附脱碳和提氢工序、造气和脱硫循环水处理工序以及余热回收等部分组成。 2.2装置组成 原料煤储运T造气T气柜T水煤气脱硫T水煤气压缩T全低温变换T变换气脱硫-变压吸附脱碳-变压吸附提氢 2.3生产规模 制氢装置的生产规模为30000NmVh ,其中0.6MPa产品氢7000 Nm3/h , 1.3 MPa 产品氢23000 Nm'/h。装置的操作弹性为30—110%年生产时数为8000小时。 2.4 物料平衡简图 本装置的界区自原料煤库出来的第一条输煤皮带的下料开始，至产品氢出口的最后一个阀门为止。
提氢装置技术操作规程DOC
~~~~~~~化工股份有限公司 2400Nm/h膜渗透气变压吸附制氢装置 操作运行及维护说明书 四川天一科技股份有限公司 变压吸附分离工程研究所 四川●成都 1、前言 本操作说明书是为淮化精细化工股份有限公司2400Nm/H 膜渗透气变压吸附制氢装置编写的，用语指导操作人员对装置进行原始开车和装置正常运行。其主要内容包括工艺原理、工艺流程、开停车程序、操作方法、故障判断和相关的安全知识。本说明书是按设计条件及操作参数，在偏离设计条件不大的情况下，操作者可根据生产需要对操作方法及操作参数做适当和正确的调整。但在任何情况下操作人员均不应违反工业生产中普遍遵循的安全规则和惯例。 本装置采用气相吸附工艺，因此原料气中不应含有任何液体或固体。 本说明书主要对该装置的工艺过程及操作方法做详细介绍。在启动和操作运转本装置之前，操作人员需透彻地阅读本操作说明书，因为不适当的操作会影响装置的正常运行，影响产品
质量，导致吸附剂的损坏，甚至发生事故，危及人身及装置安全。 除专门标注外，本操作说明中所涉及的压力均为表压，组份浓度为体积百分数，流量均为标准状态（760mmHg、273K）下的体积流量。 1、工艺原理及过程 2．1物流 2．1.1原料 本装置原料为膜渗透气。 原料气组成及条件如下： 流量：~~~2400 Nm 压力：0。05~0。1Mpa 温度：≤40 2．1．2 产品 产品组成及条件如下：
产品氢气流量：~1400Nm/h 产品氢气压力：0.7Mpa 温度：~40 2．1．3 副产品解吸气 产品组成及条件如下： 解吸气压力：0.02Mpa 温度：~40 流量：~1000 Nm/h 2.3 工艺原理提纯氢气的原料气中主要成分是H2，其他杂质组份是N2+Ar CO CO2 和O2等。 本装置采用变压吸附技术（Pressure Swing Adsorption,简称PSA）从原料气中分离除去杂质组份获得提纯的氢气产品。 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。将原料气在压力下通过吸附气床层，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
制氢站操作规程
一、目的： 保证制氢运行工作正常、安全、有序；使制氢运行人员的各项操作有章可循，为制氢运行人员提供操作的指导规范；保障机组的稳定运行。 二、范围： 适用于6号机组制氢站运行人员。 三、职责 规范作业，杜绝违章操作，保障生产安全稳定运行。 四、内容： 4、1、制氢设备生产工艺流程。 4、1．1、氢气系统 电解槽氢分离器氢洗涤器氢气冷却器氢气捕滴器氢气气水分离器氢气动薄膜调节阀干燥器 储氢罐氢母管发电机 4、1．2、氧气系统 电解槽氧分离器氧洗涤器氧气冷却器氧气捕滴器氧气器水分离器氧气动薄膜调节阀排空 4．2、主要设备参数和有关技术标准
4．3 4．3．1、必须按厂家规定进行水压试验，要求严密不漏。4．3．2、电解槽正、负极、电解隔间电压对地绝缘良好。4．3．3、检查应备有足够合格的电解液。 电解液的配制。 30℃时,10%NaOH、15%KOH溶液比重分别为1.1043、1.180。30℃时,26%NaOH、30%KOH溶液比重分别为1.28、1.281。 待碱液配好后加入2% 0V 2 O 5 添加剂。 4．3．4、分析仪器及其所用的溶液已准备好。 4．3．5、检查应有足够的氮气。 4．3．6、检查安全工具应齐全。 4．3．7、联系热工检查有关表计应完好。 4．3．8、联系电气电工检查电气设备，并向硅整流送电。 4．3．9、检查电解槽及氢系统应用水冲洗。 4．3．9．1、启动配碱泵将原料水打进制氢系统，启动碱液循环泵，清洗电解槽，清洗1小时，停泵、打开槽底排污阀排污。 4．3．9．2、重复上述操作3~4次，直到排液清洁为止。 4、4、气密检验 4．4．1、按6．6．3．9．1操作将原料水打入制氢机，至分离器液位计中部。4．4．2、关闭制氢机所有外连阀门，打开系统中（包括制氢、干燥系统）所有阀门，通过充氮阀向制氢机充氮，使压力缓慢升至3.2MPa，关充氮阀，用肥皂水检查各气路连接部位和阀门是否漏气，并观察液路有无漏液，确认不漏后，保压12小时，泄漏率以平均每小时小于0.5%为合格。 4、5、按工艺要求的碱量进行配碱，缓慢加入KOH（化学纯）待完全溶解后，加入碱液 重量的2%0V 2O 5 添加剂（按工艺要求添加），则电解液配好。 4．6、对微氧仪、露点仪进行调校。 6．7、检查各极框之间，正负极输电铜排间有无短路或有无金属导体，或有无电解液泄漏现象，民现后必须排除。 4．8、仔细检查整流变压器各个接点、可控硅整流柜各回路及正极输电铜排对地的绝缘性，严防短路。 4．9、用15%KOH溶液试车24小时（开停车操作同正常操作规程），然后将其排污。4．10、检查制氢装置的冷却水阀门处于开启状态。 4．11、干燥装置开车前准备 4．11．1、控制柜通电，检查装置是否处于正常状态。 4、11、2、设定干燥器、加热器上下部温度，各为400~450℃和300~350℃。4．11．3、系统进行氮气置换。 4．12、气动部分 4．12．1、接通气源后，分别检查气体过滤减压器的输出是否为0.14MPa，然后用肥皂水检查气动管路及仪表接头是否漏气（每三个月定期检查一次）。
制氢站使用维护说明书(天津大陆)
制氢站 1 水电解制氢装置用途 ---------------------------------------------------------- 2 2 水电解制氢装置工作原理 ----------------------------------------------------- 3 2.1 水电解制氢原理--------------------------------------------------------- 3 2.2 氢气干燥工作原理 ------------------------------------------------------ 3 3 FDQG10/3.2-IV型水电解制氢干燥装置系统详述：------------------------ 3 3.1 氢气制备及干燥系统---------------------------------------------------- 3 3.2 除盐水冷却系统--------------------------------------------------------- 4 3.3 气体分配系统 ----------------------------------------------------------- 5 3.4 储气系统 ---------------------------------------------------------------- 5 3.5 仪表气系统-------------------------------------------------------------- 5 3.6 制氢干燥部分主要设备的功能简述------------------------------------- 5 4 制氢干燥系统工作流程-------------------------------------------------------- 7 4.1 制氢干燥设备作业简介 ------------------------------------------------- 7 4.2 制氢干燥设备加水、补碱简介------------------------------------------ 8 4.3 配碱：------------------------------------------------------------------- 8 4.5 碱液从系统回收至碱箱 ------------------------------------------------- 9 4.6 制氢干燥过程 ---------------------------------------------------------- 10 4.7 N2置换流程------------------------------------------------------------- 13 5 FDQG10/3.2-IV型循环水电解制氢及干燥操作规程----------------------- 14 5.1 工艺部分开车前准备--------------------------------------------------- 14
制氢的全部方法
制氢的全部方法 一、电解水制氢 多采用铁为阴极面，镍为阳极面的串联电解槽（外形似压滤机）来电解苛性钾或苛性钠的水溶液。阳极出氧气，阴极出氢气。该方法成本较高，但产品纯度大，可直接生产99.7%以上纯度的氢气。这种纯度的氢气常供：①电子、仪器、仪表工业中用的还原剂、保护气和对坡莫合金的热处理等，②粉末冶金工业中制钨、钼、硬质合金等用的还原剂，③制取多晶硅、锗等半导体原材料，④油脂氢化，⑤双氢内冷发电机中的冷却气等。像北京电子管厂和科学院气体厂就用水电解法制氢。 二、水煤气法制氢 用无烟煤或焦炭为原料与水蒸气在高温时反应而得水煤气（C+H2O→CO+H2—热）。净化后再使它与水蒸气一起通过触媒令其中的CO转化成CO2（CO+H2O→CO2+H2）可得含氢量在80%以上的气体，再压入水中以溶去CO2，再通过含氨蚁酸亚铜（或含氨乙酸亚铜）溶液中除去残存的CO 而得较纯氢气，这种方法制氢成本较低产量很大，设备较多，在合成氨厂多用此法。有的还把CO与H2合成甲醇，还有少数地方用80%氢的不太纯的气体供人造液体燃料用。像北京化工实验厂和许多地方的小氮肥厂多用此法。 三、由石油热裂的合成气和天然气制氢 石油热裂副产的氢气产量很大，常用于汽油加氢，石油化工和化肥厂所需的氢气，这种制氢方法在世界上很多国家都采用，在我国的石油化工基地如在庆化肥厂，渤海油田的石油化工基地等都用这方法制氢气 也在有些地方采用（如美国的Bay、way和Batan Rougo加氢工厂等）。 四、焦炉煤气冷冻制氢 把经初步提净的焦炉气冷冻加压，使其他气体液化而剩下氢气。此法在少数地方采用（如前苏联的Ke Mepobo工厂）。 五、电解食盐水的副产氢 在氯碱工业中副产多量较纯氢气，除供合成盐酸外还有剩余，也可经提纯生产普氢或纯氢。像化工二厂用的氢气就是电解盐水的副产。 六、酿造工业副产 用玉米发酵丙酮、丁醇时，发酵罐的废气中有1/3以上的氢气，经多次提纯后可生产普氢（97%以上），把普氢通过用液氮冷却到—100℃以下的硅胶列管中则进一步除去杂质（如少量N2）可制取纯氢（99.99%以上），像北京酿酒厂就生产这种副产氢，用来烧制石英制品和供外单位用。 七、铁与水蒸气反应制氢 但品质较差，此系较陈旧的方法现已基本淘汰。 八、金属与酸反应制氢气， 当然，金属必须是活动性排在氢前的（钾，钙，钠不行），可以用镁铝锌铁锡铅。酸不能用硝酸和浓硫酸。 工厂生产方法有： 1、电解水制氢． 水电解制氢是目前应用较广且比较成熟的方法之一。水为原料制氢过程是氢与氧燃烧生成水的逆过程，因此只要提供一定形式一定能量，则可使水分解。提供电能使水分解制得氢气的效率一般在75-85％，其工艺过程简单，无污染，但消耗电量大，因此其应用受到一定的限制。利用电网峰谷差电解水制氢，作为一种贮能手段也具有特点。我国水力资源丰富，利用水电发电，电解水制氢有其发展前景。太阳能取之不尽，其中利用光电制氢的方法即称为太阳能氢能系统，国外已进行实验性研究。随着太阳电池转换能量效率的提高，成本的降低及
制氢装置转化工艺管理和操作规程
制氢装置转化工艺管理和操作规程 1.1 转化部分的任务及主要工艺指标 1.1.1 转化部分的任务及主要工艺指标 转化部分的任务是将合格的脱硫气在催化剂存在条件下与水蒸汽发生复杂的强吸热氢解反应，生成含H2、CO、CO2和未反应的水蒸汽、CH4的转化气。 1.1.2 转化部分的主要工艺指标 入口温度480～520℃ 出口温度≯820℃ 炉膛最高温度≯1020℃ 炉膛温差≯100℃ 入口压力 3.1MPa 出口压力 1.85MPa 炉管压差≯0.38MPa 碳空速1000h-1 水碳比 3.3～5.0 转化气中CH4≯10% 1.2 转化入口温度与转化率操作 转化温度是烃类－水蒸汽转化法制H2的重要影响因素。提高温度，甲烷转化率提高，转化气CH4含量降低。但考虑到设备的承受能力，转化炉的炉膛温度最高不能超过1020℃。 转化炉温度根据转化炉对流段入口温度TI7208的变化情况进行控制。对流段入口温度信号通过切换开关，同时进入TCA7201A及TCA7201B，使燃料系统在不同的情况下，可采用不同的控制回路。 （1）开停工期间 装置开停工时转化炉使用高压瓦斯（副燃料）燃料，采用燃料气流量FC7201与转化炉对流段入口温度TCA7201A的串级控制回路控制转化炉炉温。 （2）变换气作燃料 当装置生产出变换气后，根据需要可投用变换气。变换气通过PC7501控制阀后压力为0.05MPa，送入燃料气混合器MI2001，然后进入转化炉作为燃料使用，其燃料热值不够部分由副燃料提供。 （3）PSA脱附气作燃料 PSA运行以后，转化炉燃料投用脱附气作主燃料，脱附气流量可通过FC7503投自动进行控制，其燃料热值不够部分可通过FC7502补充高压瓦斯来提供。转化炉出口温度采用瓦斯流量FC7502与转化炉对流段入口温度TCA7201B的串级控制。 以上转化炉温度的主副燃料气两种不同控制回路之间的切换，可将一个控制回路由串级控制切换至副表单控，再切换至另一个控制回路的副表单控，然后由另一个控制回路的副表单控切换至串级控制。 在正常生产过程，认真检查转化炉的运行情况，仔细调节火嘴，防止火焰大小不一造成偏烧。尤其火苗不能扑烧炉管，务必使炉膛各点温度均匀，炉管颜色一致，发现问题及时正确处理、汇报。 在正常生产中，为了避免对流段末端发生硫酸露点腐蚀，转化炉的排烟温度不能小于150℃。另外，还要加强转化炉负压操作，防止回火。 转化炉温度控制主要手段： （1）提降整个炉膛温度，即改变瓦斯流量由FC7502完成。
气制氢装置工艺流程简介及主要设备情况说明
制氢装置工艺流程简介及主要设备情况说明 天然气制氢装置于2008年从中石化洞氮合成氨车间原料气头部分搬迁至神华。当年设计、当年施工，当年投产。目前运行良好。 工艺流程简要说明如下。 界区来的1.5MPa压力等级的天然气或液化干气在0101-LM和116-F脱液和除去杂质，进入原料气压缩机102-J压缩至4.2MPa， 通过调节进入转化炉对流段加热至350℃左右，进入加氢反应器 101-D加氢（有机硫转化为无机硫），氧化锌脱硫反应器108- DA/DB除去无机硫（H2S），然后与装置内中压蒸汽管网来的 3.5MPa等级的蒸汽混合，在转化炉对流段加热至500±10℃，进入一段转化炉101-B，在镍系催化剂和高温的作用下反应，约80%左 右的原料气转化生成CO、CO2、H2，工艺介质的温度从810℃降至330℃，其中的热量在废热锅炉101-CA/CB、102-C中得到回收利用，副产10.0MPa压力等级的蒸汽，减压并入装置内3.5MPa蒸汽管网。降温后的工艺介质进入高变反应器104DA将大部分的CO变换成 CO2，回收部分氢气，再在低变反应器104DB中反应，将少量的 CO变换成CO2和H2，经过热量回收和液体脱除后，工艺介质进入脱碳系统吸收塔1101-E，与上部下来的碳酸钾溶液对流换热、脱除CO2，吸收了热量和CO2的碳酸钾溶液从塔底进入再生塔1101-E 再生，脱除CO2后的工艺介质（氢气含量大于93%）从吸收塔顶去PSA工序，经过变压吸附得到纯度为99.5%以上的氢气，经压缩至3.0MPa送至全厂氢气管网，经过变压吸附吸附下来的富甲烷气作为燃料送至装置内转化炉燃烧。流程简图如下：
水电解制氢设备系列说明书
水电解制氢设备 操 作 使 用 手 册 \ 苏州竞立制氢设备有限公司
1、简述 1.1、氢气的性质和用途： 氢是自然界分布最广的元素之一，它在地球上主要以化合状态存在于化合物中。在大气层中的含量却很低，仅有约1ppm（体积比）。氢是最轻的气体,它的粘度最小，导热系数很高，化学活性、渗透性和扩散性强（扩散系数为0.63cm2/s，约为甲烷的三倍），它是一种强的还原剂，可同许多物质进行不同程度的化学反应，生成各种类型的氢化物。 氢的着火、燃烧、爆炸性能是它的特性。氢含量范围在4-75%（空气环境）、4.65-93.9%（氧气环境）时形成可爆燃气体，遇到明火或温度在585℃以上时可引起燃爆。 压力水电解制出的氢气具有压力高（1.6或3.2MPa）便于输送，纯度高（99.8%以上）可直接用于一般场合，还可以通过纯化（纯度提高到99.999%）和干燥（露点提高到-40～-90℃）的后续加工，可以作为燃料、载气、还原或保护气、冷却介质，广泛应用于国民经济的各行各业。 1.2、水电解制氢原理： 利用电能使某电解质溶液分解为其他物质的单元装置称为电解池。 任何物质在电解过程中，在数量上的变化服从法拉第定律。法拉第定律指出：电解时，在电极上析出物质的数量，与通过溶液的电流强度和通电时间成正比；用相同的电量通过不同的电解质溶液时，各种溶液在两极上析出物质量与它的电化当量成正比，而析出1克当量的任何物质都需要1法拉第单位96500库仑（26.8安培小时）的电量。水电解制氢符合法拉第电解定律，即在标准状态下，阴极析出1克分子的氢气，所需电量为53.6A/h。经过换算，生产1m3氢气（副产品0.5m3氧气）所需电量约2393Ah，原料水消耗0.9kg。 将水电解为氢气和氧气的过程，其电极反应为: 阴极: 2H 2O + 2e →H 2 ↑+ 2OH- 阳极: 2OH-- 2e →H 2O + 1/2O 2 ↑ 总反应: 2H 2O →2H 2 ↑+ O 2 ↑ 由浸没在电解液中的一对电极，中间隔以防止气体渗透的隔膜而构成水电解池，通以一定电压（达到水的分解电压1.23V和热平衡电压1.47V以上）的直流电，水就发生电解。根据用户产量需求，使用多组水电解池组合，减小体积和增加产量，就形成水电解槽的压滤型组合结构。 本公司生产的压力型水电解槽采用左右槽并联型结构，中间极板接直流电源正极，两端极板接直流电源负极，并采用双极性极板和隔膜垫片组成多个电解池，并在槽内下部形成共用的进液口和排污口，上部形成各自的氢碱和氧碱的气液体通道。由电解槽纵向看，A、B系列的氧气出口设计在中心线靠直流铜排一侧（氧铜侧），C、D、E、F系列的氢气出口设计在中心线靠直流铜排一侧（氢铜侧）。 我公司生产的压力型水电解槽，目前标准产品操作压力为1.6MPa和3.2MPa两种。具有结构紧凑，运行安全，使用寿命长的特点，电解液采用强制循环，电解消耗的原料水由柱塞泵自动补充，相关参数实现自动监测和控制。。正常生产时采用30％KOH水溶液作为电解液，槽温控制在85-90℃左右，兼顾隔膜垫片的使用寿命和降低能耗的要求。 水电解制氢的电解需要低电压、大电流的可调直流电源。工业上采用带平衡电抗器的
制氢装置开工操作规程
制氢装置开工操作规程 制氢装置开工步骤可分为：装置气密、脱硫系统升温干燥硫化、低变干燥还原、中低压汽包建立液位、转化中变系统升温干燥、蒸汽并网，转化炉配汽配氢还原、脱硫系统切入转化、中变大循环系统、进干气进油、投用PSA系统、向外供氢等步骤。 1 催化剂装填 1.1 反应器固定床催化剂装填 1.1.1 准备工作与条件 （1）相关的系统隔离，防止可燃气体、惰性气体进入反应器 （2）反应器采样分析合格达到进人条件。 （3）反应器及内构件检验合格。 （4）反应器内杂物清理干净。 （5）搭好催化剂、瓷球防雨棚。 （6）按照催化剂的搬运要求将催化剂、瓷球搬运至现场进行合理堆放。 （8）对催化剂的数量及型号进行确认，将相同型号，相同生产批号的催化剂放在一起，并按照装剂的先后顺序摆放好，最好用警示牌加以区分。 （9）装催化剂所用的器具已齐备。 1.1.2 装填技术要求 （1）必须严格按催化剂装填图的要求装填瓷球（柱）和催化剂。 （2）定期测量催化剂料面的高度，核算所装催化剂的数量和装填密度，尽可能使催化剂装填密度接近设计值。 （3）催化剂装填过程中，尽可能相同水平面的密度均匀，防止出现局部过松。 （4）催化剂的自由下落高度小于1.5米以免撞碎催化剂。 （5）在催化剂上站立或行走也会损坏催化剂，要求脚下拥有大的胶合板“雪橇”或在0.3m2的支撑板上工作，尽量减少直接在催化剂上行走。 （6）每层催化剂的料面要水平。 1.1.3 装填注意事项 （1）催化剂搬至现场堆放后，应作好防雨措施。 （2）催化剂装进料斗时要检查，严禁杂物进入反应器。 （3）催化剂装填过程中，车间的质量监督人员若发现操作过程中存在影响装填质量的问题，停止装填操作，待问题处理完毕后方能继续装填。 （4）催化剂搬运过程中，应小心轻放，不能滚动。 （5）在天气潮湿的情况下，只有在装填催化剂时才将催化剂开封，并在装填催化剂的平台上架设帆布棚。 （6）在催化剂装填过程中，对催化剂的型号进行确认，检查催化剂的质量，防止结块的或粉碎的催化剂装进反应器。 （7）在装催化剂期间装剂人员必须做好防尘措施。 （8）准确记录装入每一层催化剂的类型、体积和重量。 （9）装填期间，遇到任何与装填图要求不符的情况要及时通知工程技术人员以决定下一步的装填方法。 （10）在催化剂装填时，所有带入反应器内的工具应在出反应器时核对检查，防止将工
制氢装置工艺流程说明
制氢装置工艺流程说明 1.1 膜分离系统 膜分离单元主要由原料气预处理和膜分离两部分组成。 混合加氢干气经干气压缩机升压至 3.4MPa，升温至110℃，首先进入冷却器（E-102）冷却至45℃左右，然后进入预处理系统，预处理系统由旋风分离器（V-101）、前置过滤器(F-101AB)、精密过滤器(F-102AB)和加热器（E-101）组成。 预处理的目的是除去原料气中可能含有的液态烃和水，以及固体颗粒，从而得到清洁的饱和气体，为防止饱和气体在膜表面凝结，在进入膜分离器前，先进入加热器（E-101）加热到80℃左右，使其远离露点。 经过预处理的气体直接进入膜分离器（M-101），膜分离器将氢气与其他气体分离，从而实现提纯氢气的目的。 每个膜分离器外形类似一管壳式热交换器，膜分离器壳内由数千根中空纤维膜丝填充，类似于管束。原料气从上端侧面进入膜分离器。由于各种气体组分在透过中空纤维膜时的溶解度和扩散系数不同，导致不同气体在膜中的相对渗透速率不同，在原料气的各组分中氢气的相对渗透速率最快，从而可将氢气分离提纯。 在原料气沿膜分离器长度方向流动时，更多的氢气进入中空纤维。在中空纤维芯侧得到94％的富氢产品，称为渗透
气，压力为1.3 MPa（G），该气体经产品冷却器（E-103）冷却到40℃后进入氢气管网。 没有透过中空纤维膜的贫氢气体在壳侧富集，称为尾气，尾气进入制氢下工序。 本单元设有联锁导流阀（HV-103）和联锁放空阀（HV-104），当紧急停车时，膜前切断阀（HV-101）关闭，保护膜分离器，同时HV-103和HV-104自动打开，保证原料气通过HV-103直接进入制氢装置，确保制氢装置连续生产；通过HV-104的分流，可以保证通过HV-103进入制氢装置的气体流量不至于波动过大，使制氢装置平稳运行。 1.2 脱硫系统 本制氢装置原料共有三种：轻石脑油、焦化干气、加氢干气（渣油加氢干气、柴油加氢脱硫净化气、加氢裂化干气）。 以石脑油为原料时，石脑油由系统管网进入，先进入原料缓冲罐（V2001），然后由石脑油泵（P2001A、P2001B、P2001C、P2001D）抽出经加压至4.45MPa后进入原料预热炉（F2001）。钴－钼加氢脱硫所需的氢气，由柴油加氢装置来，但是一般采用南北制氢来的纯氢气或由PSA返回的自产氢经压缩机加压后在石脑油泵出口与石脑油混合，一起进入原料预热炉。 以加氢干气和焦化干气为原料时，干气首先进入加氢干气分液罐（V2002），经分液后进入加氢干气压缩机（C2001A、
制氢站使用维护说明书(天津大陆)
制氢站 1 水电解制氢装置用途------------------------------------------------ 2 2 水电解制氢装置工作原理-------------------------------------------- 2 2.1 水电解制氢原理---------------------------------------------- 2 2.2 氢气干燥工作原理-------------------------------------------- 2 3 FDQG10/3.2-IV 型水电解制氢干燥装置系统详述： ----------------------- 2 3.1 氢气制备及干燥系统------------------------------------------ 2 3.2 除盐水冷却系统---------------------------------------------- 3 3.3 气体分配系统------------------------------------------------ 3 3.4 储气系统---------------------------------------------------- 4 3.5 仪表气系统-------------------------------------------------- 4 3.6 制氢干燥部分主要设备的功能简述-------------------------------- 4 4 制氢干燥系统工作流程---------------------------------------------- 5 4.1 制氢干燥设备作业简介---------------------------------------- 5 4.2 制氢干燥设备加水、补碱简介------------------------------------ 6 4.3 配碱：------------------------------------------------------ 6 4.5 碱液从系统回收至碱箱----------------------------------------- 7 4.6 制氢干燥过程------------------------------------------------ 7 4.7 N 2 置换流程------------------------------------------------ 10 5 FDQG10/3.2-IV 型循环水电解制氢及干燥操作规程 --------------------- 10 5.1 工艺部分开车前准备----------------------------------------- 10 5.2 气动部分开车前的准备---------------------------------------- 12 5.3 开车顺序--------------------------------------------------- 12 5.4 正常操作及维护--------------------------------------------- 14 5.5 正常情况下停车--------------------------------------------- 15 5.6 非正常情况下停车------------------------------------------- 15 6 水电解制氢干燥装置常见故障及排除方法------------------------------ 16 6.1 水电解制氢装置常见故障排除方法------------------------------ 16 6.2 氢气干燥装置常见故障排除方法-------------------------------- 19 7 自控仪表的检修--------------------------------------------------- 20 8 水电解制氢装置安全注意事项--------------------------------------- 20附表一------------------------------------------------------------- 22
制氢操作规程(变压吸附部分)
第二部分变压吸附部分 1 主题内容 本操作规程描述了甲醇重整制氢的工艺控制、设备运行的操作规范，以及操作中的注意事项、异常情况的处理；通过实施本操作规程，确保甲醇重整制氢的质量和设备的正常运行，减少事故的发生。 2 适用范围 本操作规程适用甲醇重整制氢装置的操作与控制。 3 职责 3.1 生产部管理人员负责本工艺操作规程的编制、修改、监督与管理。 3.2 制氢岗位操作人员负责执行本操作规程。 4 工作程序 4.1 装置概况 4.1.1 概述 本装置采用变压吸附（简称PSA）法从甲醇转化气中提取氢气，在正常操作条件，转化气的处理量可达到800NM3 --1200NM3/h。在不同的操作条件下可生产不同纯度的氢气，氢气纯度最高可达99，9995%。 4.1.2 吸附剂的工作原理 本装置采用变压吸附（PSA）分离气体的工艺，从含氢混合气中提取氢气。其原理是利用吸附剂对不同吸附质的选择性吸附，同时吸附剂对吸附质的吸附容量是随压力的变化而有差异的特性，在吸附剂选择吸附条件下，高压吸附除去原料中杂质组份，低压下脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。整个操作过程是在环境温度下进行的。 4.1.3 吸附剂的再生 吸附剂的再生是通过三个基本步骤来完成的： （1）吸附塔压力降至低压 吸附塔内的气体逆着原料气进入的方向进行降压，称为逆向放压，通过逆向放压，吸附塔内的压力直到接近大气压力。逆向放压时，被吸附的部分杂质从吸附剂中解吸，并被排出吸附塔。 （2）抽真空 吸附床压力下降到大气压后，床内仍有少部分杂质，为使这部分杂质尽可能解吸，
要求床内压力进一步降低，在此利用真空泵抽吸的方法使杂质解吸，并随抽空气体带出吸附床。 （3）吸附塔升压至吸附压力，以准备再次分离原料气 4.2 工艺操作 本装置是有5台吸附塔（T201A、B、C、D、E）、二台真空泵（P203A、B）、33台程控阀和2个手动调节阀通过若干管线连接构成 4.2.1 工艺流程说明 工艺过程是按设定好的运行方式，通过各程控阀有序地开启和关闭来实现的。现以吸附塔T201A在一次循环内所经历的20个步骤为例，对本装置变压吸附工艺过程进行说明。 （1）吸附 开启程控阀KS205和KS201，原料气由阀KS205进入，并自下而上通过吸附塔T201A，原料气中的杂质组份被吸附，分离出的氢气通过阀KS201输出。当被吸附杂质的吸附前沿（指产品中允许的最低杂质浓度）移动到吸附塔一定位置时，关闭KS205和KS201，停止原料气进入和产品气输出。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。 （2）第一次压力均衡降(简称一均降) 开启程控阀KS203和KS216，吸附器T201A与刚结束隔离步骤的吸附器T201C进行第一次压力均衡降，均压过程中吸附器T201A的吸附前沿朝出口端方向推进，但仍未到达其出口端。当两台吸附塔压力基本相等时，关闭阀KS216，一均降步骤结束（继续开启阀KS203，便于吸附器V201A下一步二均降进行）。 （3）第二次压力均衡降（简称二均降） 开启程控阀KS222，继续开启阀KS203，吸附塔T201A与刚结束隔离步骤的吸附塔T201D进行第二次压力均衡降，均压过程中吸附塔T201A的吸附前沿继续朝出口端方向推进，仍未到达其出口端。当两台吸附器压力基本相等时，关闭阀KS222，二均降步骤结束（继续开启阀KS203，便于吸附塔T201A下一步三均降进行）。 （4）第三次压力均衡降（简称三均降） 开启程控阀KS228，继续开启阀KS203，吸附塔T201A与刚结束抽真空步骤的吸附塔T201E进行第三次压力均衡降，均压过程中吸附塔T201A的吸附前沿刚好到达出口端时，两台吸附塔压力也基本相等，此时关闭阀KS203和KS228，三均降步骤结束。
制氢干燥说明书(中电制氢)
CHE-5000氢气发生器（原料氢气再生） 操作使用手册 编制：-------------- 校核：--------------- 审批：--------------- 扬州中电制氢设备有限公司 2010.04.12
1、简述 1.1、氢气的性质和用途： 氢是自然界分布最广的元素之一，它在地球上主要以化合状态存在于化合物中。在大气层中的含量却很低，仅有约1ppm（体积比）。氢是最轻的气体。它的粘度最小，导热系数很高，化学活性、渗透性和扩散性强（扩散系数为0.63cm2/s，约为甲烷的三倍），它是一种强的还原剂，可同许多物质进行不同程度的化学反应，生成各种类型的氢化物。 氢的着火、燃烧、爆炸性能是它的主要特性。氢含量范围在4-75%（空气环境）、4.65-93.9%（氧气环境）时形成可爆燃气体，遇到明火或温度在585℃以上时可引起燃爆。 压力水电解制出的氢气具有压力高（1.6或3.2MPa）便于输送，纯度高（99.8%以上）可直接用于一般场合，还可以通过纯化（纯度提高到99.999%）和干燥（露点提高到-40～-90℃）的后续加工，可以作为燃料、载气、还原或保护气、冷却介质，广泛应用于国民经济的各行各业。 1.2、水电解制氢原理： 利用电能使某电解质溶液分解为其他物质的单元装置称为电解池。 任何物质在电解过程中，在数量上的变化服从法拉第定律。法拉第定律指出：电解时，在电极上析出物质的数量，与通过溶液的电流强度和通电时间成正比；用相同的电量通过不同的电解质溶液时，各种溶液在两极上析出物质量与它的电化当量成正比，而析出1克当量的任何物质都需要1法拉第单位96500库仑（26.8安培小时）的电量。水电解制氢符合法拉第电解定律，即在标准状态下，阴极析出1克分子的氢气，所需电量为53.6A/h。经过换算，生产1m3氢气（副产品0.5m3氧气）所需电量2390Ah，原料水消耗0.9kg。
10000煤制氢[1]
10000Nm3/h煤造气制氢装置技术方案 1.装置概况 本装置为制氢装置，装置制氢能力为10000Nm3/h。采用煤为原料工艺路线，制氢装置包括造气、脱硫、压缩、变换脱硫、变压吸附脱碳和变压吸附提氢、造气循环水站、余热回收工序等七个主要工序。 2.产品规格 产品氢气的质量指标 3.原材料及公用工程消耗 原辅材料规格及消耗量(以1000Nm3/h氢气量计) 公用工程规格及消耗量(以1000Nm3/h氢气量计) 注：(1)水煤气中的总硫按1.5g/Nm3计 (2)年操作时间8000小时 4.装置组成
本装置由如下工序组成： 造气工序、脱硫工序、压缩工序、变换工序、变压吸附制氢工序、造气循环水工序 、余热回收工序 5.界区划分 如图双点画线（ -------- ）框内为装置界区 6?工艺技术6.1造气工序 ⑴吹风 空气经空气鼓风机加压送入煤气炉内，在炉内空气与炭层燃烧，放出大量的热量储存于炭层间。出炉气称为吹风气，温度在350C左右。吹风气经旋风除尘器除尘后进入吹风气总管，去三废”混燃锅炉作燃料。 ⑵蒸汽吹净 为尽量降低水煤气中N2含量，采用低压蒸汽上吹，将系统中残余空气吹净，流程同吹风阶段。 ⑶上吹制气 蒸汽吹净后开始一次上吹制气，上吹用蒸汽来自本工段的夹套锅炉及废热锅炉，足部分由余热回收装置蒸汽管网补充。两部分低压过热蒸汽一起经蒸汽缓冲罐混合后，由煤气炉底部送入，自下而上经过炉内炭层分解而产生水煤气。 本阶段所产生的水煤气（上行煤气）出炉时温度在350C左右，进入水煤气总管经旋风除尘器除尘后，送至热管废热锅炉回收余热最后温度降至150C左右进入煤气洗涤塔冷却至常温后送往气柜。 ⑷下吹制气 低压过热蒸汽由煤气炉上部进入炉内，由上而下，经过炭层分解得到水煤气，由炉底引