下面是范文網(wǎng)小編收集的大型低壓合成氨工藝全面國產(chǎn)化3篇(合成氨典型合成工藝)，供大家賞析。

大型低壓合成氨工藝全面國產(chǎn)化1

　　合成氨脫碳工藝簡介 合成氨生產(chǎn)工藝簡述

　　合成氨是一個傳統(tǒng)的化學工業(yè)，誕生于二十世紀初。就世界范圍來說，氨是最基本的化工產(chǎn)品之一，其主要用于制造硝酸和化學肥料等。合成氨的生產(chǎn)過程一般包括三個主要步驟:

（l）造氣，即制造含有氫和氮的合成氨原料氣，也稱合成氣；

（2）凈化，對合成氣進行凈化處理，以除去其中氫和氮之外的雜質；

（3）壓縮和合成，將凈化后的氫、氮混合氣體壓縮到高壓，并在催化劑和高溫條件下反應合成為氨。其生產(chǎn)工藝流程包括：脫硫、轉化、變換、脫碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及輸人氨庫和氨吸收八個工序[1]。

　　在合成氨生產(chǎn)過程中，脫除CO2是一個比較重要的工序之一，其能耗約占氨廠總能耗的10%左右。因此，脫除CO2，工藝的能耗高低，對氨廠總能耗的影響很大，國外一些較為先進的合成氨工藝流程，均選用了低能耗脫碳工藝。我國合成氨工藝能耗較高，脫碳工藝技術也顯得比較落后，因此，結合具體情況，推廣應用低能耗的脫除CO2工藝，非常有必要。

　　脫碳單元在合成氨工業(yè)中的作用

　　在最終產(chǎn)品為尿素的合成氨中，脫碳單元處于承前啟后的關鍵位置，其作用既是凈化合成氣，又是回收高純度的尿素原料CO2。以滬天化1000t/d合成氨裝置脫碳單元為例，其需要將低變出口的CO2含量經(jīng)吸收后降到%以下，以避免甲烷化系統(tǒng)超溫并產(chǎn)生增加能耗的的合成惰氣，同時將吸收的CO2再生為99%純度的產(chǎn)品CO2。在此過程中吸收塔壓降還應維持在合理范圍內以降低合成氣壓縮機的功耗。系統(tǒng)的擴能改造工程中，脫碳單元將為系統(tǒng)瓶頸，脫碳運行的好壞，直接關系到整個裝置的安全穩(wěn)定與否。脫碳系統(tǒng)的能力將影響合成氨裝置的能力，必須同步進行擴能改造。

　　但是不論用什么原料及方法造氣，經(jīng)變換后的合成氣中都含有大量的CO2，原料中烴的分子量越大，合成氣中CO2就越多。用天然氣（甲烷)為原料的烴類蒸汽轉化法所得的CO2量較少，合成氣中CO2濃度在15-20%，每噸氨副產(chǎn)CO2約噸。這些CO2如果不在合成工序之前除凈，不僅耗費氣體壓縮功，空占設備體積，而且對后續(xù)工序有害。此外，CO2還是重要的化工原料，如合成尿素就需以CO2為主要原料。因此合成氨生產(chǎn)中把脫除工藝氣中CO2的過程稱為“脫碳”，在合成氨尿素聯(lián)產(chǎn)的化肥裝置中，它兼有凈化氣體和回收純凈CO2的兩個目的。

　　脫碳方法概述

　　由變換工序來的低變氣進脫碳系統(tǒng)的吸收塔，經(jīng)物理吸收或者化學吸收法吸收二氧化碳。出塔氣中二氧化碳含量要求小于%。為了防止氣體夾帶出脫碳液，脫碳后的液體進人洗滌塔，用軟水洗去液沫后再進入甲烷化換熱器。脫碳塔出來的富液經(jīng)換熱器后，減壓送至二氧化碳再生塔，用蒸汽加熱再沸器，再脫去二氧化碳。由再生塔頂出來的CO2，經(jīng)空冷器和水冷器，氣體溫度降至40℃，再經(jīng)二氧化碳分離器除去冷凝水，送到尿素車間作原料。再生后的脫碳液（貧液），先進溶液空冷器，冷卻至65℃左右，由溶液循環(huán)泵加壓，再經(jīng)溶液水冷器冷卻至40℃后，送入二氧化碳吸收塔循環(huán)使用。凈化工序中脫碳方法

　　在合成氨的整個系統(tǒng)中，脫碳單元將為系統(tǒng)關鍵主項，脫碳工序運行的好壞，直接關系到整個裝置的安全穩(wěn)定與否。脫碳系統(tǒng)的能力將影響合成氨裝置和尿素裝置的能力。CO2是一種酸性氣體，對合成氨合成氣中CO2的脫除，一般采用溶劑吸收的方法。

　　根據(jù)CO2與溶劑結合的方式，脫除CO2的方法有化學吸收法、物理吸收法和物理化學吸收法三大類。

　　化學吸收法

　　化學吸收法即利用CO2是酸性氣體的特點，采用含有化學活性物質的溶液對合成氣進行洗滌，CO2與之反應生成介穩(wěn)化合物或者加合物，然后在減壓條件下通過加熱使生成物分解并釋放CO2，解吸后的溶液循環(huán)使用。化學吸收法脫碳工藝中，有兩類溶劑占主導地位，即烷鏈醇胺和碳酸鉀。化學吸收法常用于CO2分壓較低的原料氣處理。(l)烷鏈醇胺類的脫碳工藝有：

①-乙醇胺(monoethanolamine，H2NCH2CH2OH，MEA)法；

②甲基二乙醇胺（methyl diethanolamine，CH3N(CH2CH2OH)2，MDEA）法； ③活化MDEA法（即aMDEA工藝）。

（2）碳酸鉀溶液作吸收劑的脫碳工藝，即熱鉀堿脫碳工藝有：

①無毒G-V法；②苯菲爾法；③催化熱鉀堿（Cata carb）法；④Flexsorb法[2]。法

　　MEA法是一種比較老的脫碳方法。吸收過程中，MEA與CO2發(fā)生反應生成碳酸化合物，經(jīng)過加熱即可將CO2分解出來。該法的最大優(yōu)點是可以在一個十分簡單的裝置中，把合成氣中的CO2脫除到可以接受的程度。

　　但它本身存在兩個缺點：（1）CO2能與吸收反應生成的碳酸化合物發(fā)生進一步反應生成酸式碳酸鹽，該鹽較穩(wěn)定，不易再生；（2）CO2能與MEA發(fā)生副反應，生成腐蝕性較強的氨基甲酸醋，容易形成污垢。甲基二乙醇胺MDEA MDEA法脫碳過程中，CO2與甲基二乙醇胺(MDEA，一種叔胺)生成的碳酸鹽穩(wěn)定性較差，分解溫度低，且無腐蝕性。相對其它工藝，MDEA法有以下優(yōu)點：（1）能耗和生產(chǎn)費用低；（2）脫碳效率高，凈化氣中CO2含量可小于100ppm；（3）使用范圍廣，可用于大、中、小各型合成氨廠；（4）溶劑穩(wěn)定性好；（5）溶劑無毒、腐蝕性極小；（6）能同時脫硫。由于MDEA具有以上優(yōu)點，所以不需要毒性防腐劑，設備管道允許采用廉價碳鋼材料，不需要鈍化過程，耗熱低，設備管道不需要伴熱盤管，能達到很好的節(jié)能效果[3]。

　　在MDEA溶液中添加少量活化劑即為aMDEA法，活化劑為瞇哇、甲基咪哇等，濃度約為2-5%?；钚訫DEA工藝開發(fā)于20世紀60年代末，第一套活化MDEA脫碳工藝裝置是1971年在德國BAFS公司氨三廠投入使用在此后的幾年里，另有8套裝置采用了活化MDEA，這些裝置的成功使用，使得aMDEA工藝自1982年后備受歡迎。我國在大型裝置中使用MDEA脫碳工藝，烏魯木齊石化公司化肥廠屬于首例[4]。BAFS公司推出的aMDEA脫碳工藝，主要用于對原來MEA工藝的改造，近幾年我國一些研究單位正在對這方面進行積極的研究。

　　低熱耗苯菲爾法

　　相對上述脫除CO2的吸收劑溶液，碳酸鉀溶液更價廉易得，并具有低腐蝕，操作穩(wěn)定，吸收CO2能力較強等特性。但碳酸鉀溶液本身吸收CO2的速度緩慢，需要添加一些活化劑。其中如無毒G-V法工藝就是由意大利Giammaro-Vetrocoke公司所開發(fā)，最初使用的活化劑和緩蝕劑為As2O3，但對人體有毒。后來有人用氨基乙酸取代As2O3，消除了毒性，成為無毒G-V法。我國棲霞山化肥廠就采用了這種工藝。由美國聯(lián)碳公司開發(fā)的低熱耗苯菲爾法，用二乙醇胺(DEA)作活化劑，V2O5作為腐蝕防護劑。我國于20世紀90年代相繼以布朗工藝建了4套裝置，即錦西天然氣化工廠、建峰化肥廠、四川天華公司化肥廠和烏魯木齊石化總廠第二化肥廠，規(guī)模都是日產(chǎn)氨1000噸。低熱耗苯菲爾工藝是由美國聯(lián)碳公司在傳統(tǒng)苯菲爾工藝基礎上開發(fā)的，采用了節(jié)能新技術。國內在20世紀70年代引進的13套大型化肥裝置中，有10套采用苯菲爾脫碳工藝。從1985年起，己有7套進行了用低熱耗苯菲爾工藝改造。國內新建的以天然氣為原料的大型合成氨裝置，脫碳系統(tǒng)也多采用低熱耗苯菲爾工藝，如錦天化廠、建峰廠、天華公司等。中海石油化學有限公司合成氨裝置脫碳系統(tǒng)采用改良型苯菲爾流程[5]。苯菲爾法可在高溫下運行，再生熱低，添加的V2O5可防腐蝕，但該工藝需對設備進行釩化處理，要求工人的操作水平較高，并且浪費溶劑，能耗大，特別蒸汽用得多，有效氣體損失也大，運行成本高等缺點。

　　物理吸收法

　　物理洗滌是CO2被溶劑吸收時不發(fā)生化學反應，溶劑減壓后釋放CO2(不必加熱)，解吸后的溶液循環(huán)使用。相對化學吸收法，物理洗滌法的最大優(yōu)點是能耗低，CO2不與溶劑形成化合物，減壓后絕大部分CO2被閃蒸出來，然后采用氣提或負壓實現(xiàn)溶劑的完全再生。這就使得工藝投資省、能耗低、工藝流程簡單。物理吸收法主要有Selxeol法、Elour法、變壓吸附法及低溫甲醇法等[6]。物理吸收法常用于高CO2分壓的原料氣處理。法

　　NHD法被認為是目前能耗最低的脫碳工藝之一，該法使用的溶劑為聚乙二醇二甲醚的混合物，其分子式為CH3-O-（CH2-CH2-O)n-CH2，式中n=2-8。NHD是兗礦魯南化肥廠與南京化學工業(yè)集團公司研究院、杭州化工研究所共同開發(fā)成功的一種物理吸收硫化氫和二氧化碳等酸性氣體的高效溶劑[7]。NHD氣體凈化技術改造系脫除酸性氣體的物理吸收新工藝，適合于合成氣、天然氣、城市煤氣等的脫硫脫碳。NHD具有對設備無腐蝕，對CO2、H2S等酸性氣體的吸收能力強、蒸汽壓低，揮發(fā)性小、熱穩(wěn)定性和化學穩(wěn)定性好、不會起泡，無腐蝕性等優(yōu)點，并且該法在NHD的再生過程中幾乎不需要能量，通常利用空分裝置富余的低壓氮氣在氣提塔進行脫碳富液的氣提再生，其優(yōu)點是減少利用空氣氣提帶來系統(tǒng)內NHD溶液含水量的富集，省去了空氣水冷、氣水分離及NHD脫水設備，節(jié)約了投資，簡化了流程[8]。

　　碳酸丙烯酯法(PC)法

　　碳酸丙烯酯法是碳酸丙烯酯為吸收劑的脫碳方法。其原理是利用在同樣壓力、溫度下，二氧化碳、硫化氫等酸性氣體在碳酸丙烯酯中的溶解度比氫、氮氣在碳酸丙烯酯中的溶解度大得多來脫除二氧化碳和硫化氫而且二氧化碳在碳酸丙烯酯中溶解度是隨壓力升高和溫度的降低而增加的，CO2等酸性氣體在碳丙溶劑中溶解量一般可用亨利定律來表達，因而在較高的壓力下，碳酸丙烯酯吸收了變換氣中的二氧化碳等酸性氣體，在較低的壓力下二氧化碳能從碳酸丙烯酯溶液中解吸出來，使碳酸丙烯酯溶液再生，重新恢復吸收二氧化碳等酸性氣體的能力。碳酸丙烯酯法具有溶解熱低、粘度小、蒸汽壓低、無毒、化學性質穩(wěn)定、無腐蝕、流程操作簡單等優(yōu)點。

　　該法CO2的回收率較高，能耗較低，但投資費用較高。適用于吸收壓力較高、CO2凈化度不很高的流程，國內主要是小型廠使用。用碳丙液作為溶劑來脫除合成氨變換氣中CO2工藝是一項比較適合我國國情的先進技術，與水洗工藝比較，除具有物理吸收過程顯著的節(jié)能效果外，在現(xiàn)有的脫碳方法中，由于它能同時脫除二氧化碳、硫化氫及有機硫化物，加上再生無需熱能，能耗較低等優(yōu)勢，在國外合成氨和制氫工業(yè)上已得到廣泛應用。變壓吸附法

　　變壓吸附氣體分離凈化技術，簡稱PSA（Pressure Swing Adsorption）。變壓吸附法是近幾年才用于合成氣凈化的，它屬于干法，采用固體吸附劑在改變壓力的情況下，進行（加壓）吸附CO2或（減壓）解吸。變壓吸附法分離氣體混合物的基本原理是利用某一種吸附劑能使混合氣體中各組份的吸附容量隨著壓力變化而產(chǎn)生差異的特性，選擇吸附和解吸再生兩個過程，組成交替切換的循環(huán)工藝，吸附和再生在相同溫度下進行。可用此法改造小型氨廠，將低能耗，在大型氨廠使用顯得困難[9]。

　　為了達到連續(xù)分離的目的，變壓吸附脫碳至少需要兩個以上的吸附塔交替操作，其中必須有一個吸附塔處于選擇吸附階段，而其它塔則處于解吸再生階段的不同步驟。在每次循環(huán)

　　中，每個吸附塔依次經(jīng)歷吸附、多次壓力均衡降、逆向放壓、抽空、多次壓力均衡升、最終升壓等工藝步驟。

　　目前，此種類型的裝置在全國合成氨廠已廣泛采用。如四川什邡某氮肥廠為天然氣富氧造氣，變換氣脫碳采用我公司近年來開發(fā)的節(jié)能型變壓吸附脫碳新工藝，多塔進料，多次均壓，并實現(xiàn)了吸附塔和真空泵的新組合，同時對吸附劑、程控閥門、控制系統(tǒng)、動力設備的配置都做了較大的改進，從而使H2、N2有效氣體回收率大大提高，能耗進一步降低，裝置投資也有所減少[10]。低溫甲醇洗法

　　低溫甲醇洗工藝（Rectisol Process）系由德國林德公司（Linde）和魯奇公司（Lurgi）開發(fā)，是利用甲醇溶劑對各種氣體溶解度的顯著差別，可同時或分段脫除H2S、CO2和各種有機硫等雜質，具有氣體凈化度高、選擇性好、溶液吸收能力強，操作費用低等特點，是一種技術先進、經(jīng)濟合理的氣體凈化工藝。自1954年Lurgi公司在南非Sasol建成世界上第一套工業(yè)規(guī)模的示范性裝置以來，目前有100余套裝置投入運行，尤其是大型渣油氣化和煤氣化裝置的氣體凈化均采用低溫甲醇洗工藝。

　　低溫甲醇(Rectisol)法具有一次性脫除CO2，溶液便宜易得，能耗低，適用范圍廣泛等特點。但該法投資很大，我國鎮(zhèn)海煉化廠大化肥等四家以重油和煤為原料的合成氨裝置使用了低溫甲醇法脫除CO2。

　　物理化學吸收法

　　物理化學吸收法脫除CO2工藝主要有環(huán)丁砜(Sulfinol)法和常溫甲醇(Amisol)法，物理化學吸收法常用于中等CO2分壓的原料氣處理。環(huán)丁砜法中所使用的溶劑由是環(huán)丁礬、二異丙醇胺與水組成，能同時吸收CO2和硫的化合物，且吸收速度快，凈化度高，但再生耗熱多，目前只有一些中小型廠使用。常溫甲醇法是在甲醇中加入了二乙醇胺，當CO2分壓升高時，以其在甲醇中溶解的物理吸收為主；當CO2分壓較低時，以其與二乙醇胺發(fā)生化學反應的化學吸收為主，該法應用范圍廣，凈化率高，但對H2S和CO2的選擇性較差，己很少使用。

　　固體吸附

　　固體吸附是CO2在加壓時被吸附在多孔狀固體上，減壓時吸附的CO2被解吸，亦稱變壓吸附。

　　碳酸丙烯酯（PC）法脫碳工藝基本原理

　　法脫碳技術國內外現(xiàn)狀

　　PC為環(huán)狀有機碳酸酯類化合物，分子CH3CHOCO2CH2，該法在國外稱Fluor法。PC法是南化集團研究院等單位于20世紀70年代開發(fā)的技術，1979年通過化工部鑒定。據(jù)初步統(tǒng)計，已有150余家工廠使用PC技術，現(xiàn)有裝置160余套，其中大型裝置兩套，其余為中小型裝置。大部分用于氨廠變換氣脫碳?？偯撎寄芰s300萬噸合成氨/年，其中配尿素型應用較多，占60%左右，至今該法仍是聯(lián)堿、尿素、磷銨等合成氨廠使用最廣的脫碳方法，其開工裝置數(shù)為MDEA、NHD法總和的數(shù)倍。

　　發(fā)展過程

　　PC技術的應用，主要經(jīng)歷了兩個階段：第一階段始于70年代末，兩個小氮肥廠用PC法代替水洗法脫CO2的工業(yè)試驗裝置獲得成功，取得了明顯的節(jié)能效果和經(jīng)濟效益。加之PC法在工藝上與水洗法相似，改造費用低，很快在一些小氮肥企業(yè)中推廣應用；第二階段，20世紀90年代以來，隨著小化肥改變碳銨單一產(chǎn)品結構，適應市場需要，采用脫碳增氨轉產(chǎn)尿素或聯(lián)醇等方法，以提高經(jīng)濟效益，增強小化肥的竟爭能力。為此，需要增設一套變換氣脫碳裝置，由于PC技術為典型的物理吸收過程，流程簡單，投資少，節(jié)能明顯，技術易于掌握。因此，很快得到了推廣，并擴大了應用范圍，技術上也趨于成熟。

　　技術經(jīng)濟

　　由于碳丙脫碳純屬物理過程，因而它的能耗主要消耗在輸送流體所須的電能。碳丙溶劑對CO2等酸性氣體的吸收能力較大，一般為同條件下水吸收能力的4倍。因此，代替水洗法脫除變換氣中CO2不但滿足銅洗要求，而且回收CO2的濃度和回收率也能滿足尿素、聯(lián)堿生產(chǎn)的要求。與水洗法相比可節(jié)省電耗150-250KWh/tNH3，可節(jié)省操作費10-25元/t NH3。因而應用碳丙脫碳的廠家均可獲得明顯的節(jié)能效果。但這種效果隨著工藝配置、設備、操作狀況，處理規(guī)模和目的的不同而差異較大。碳丙脫碳與幾種脫碳方法的能耗比較如表。

　　表 幾種脫碳方法的能耗比較表 方法名稱 加壓水洗 能耗 2847

　　苯菲爾法 位阻胺法 改良MEDA法

　　1884

　　NHD法 1047-1256

　　PC法 1256

　　3558-5442 3349-4187

　　工藝流程

　　氣體流程

（1）原料氣流程

　　由壓縮機三段送來的變換氣首先進入水洗塔底部與水洗泵送來的水在塔內逆流接觸，洗去變換氣中的大部分油污及部分硫化物，并將氣體溫度降到30℃以下，同時降低變換氣中飽和水蒸汽含量。氣體自水洗塔塔頂出來進入分離器，自分離器出來的氣體進入二氧化碳吸收塔底部，與塔頂噴淋下來的碳酸丙烯酯溶液逆流接觸，將二氧化碳脫至工藝指標內。凈化氣由吸收塔頂部出來進入凈化氣洗滌塔底部，與自上而下的稀液（或脫鹽水）逆流接觸，將凈化氣中夾帶的碳酸丙烯酯液滴與蒸氣洗滌下來，凈化氣由塔頂出來后進入凈化氣分離器，將凈化氣夾帶的碳酸丙烯酯霧沫進一步分離，凈化氣由分離器頂部出來回壓縮機四段入口總管。根據(jù)各廠的具體情況和氨加工產(chǎn)品的不同，相匹配的碳丙脫碳條件及要求亦各異。在使用上，有替代加壓水洗型、聯(lián)堿型、配尿素型、聯(lián)醇型、生產(chǎn)液氨型以及制氫等各類型；在凈化效率上，有的對CO2進行粗脫，而大部分廠家，則進行精脫；對脫碳壓力，有采用、、、及等多種類型。（2）解吸氣體回收流程

　　由閃蒸槽解吸出來的閃蒸氣進入閃蒸氣洗滌塔，自下而上與自上而下的稀液逆流接觸，將閃蒸氣夾帶的液滴回收下來。閃蒸氣自閃蒸氣洗滌段出來后進入閃蒸氣分離器，將閃蒸氣夾帶的碳酸丙烯酯液滴進一步分離下來，閃蒸氣自分離器頂部出來送碳化，脫除二氧化碳并副產(chǎn)碳酸氫銨后，閃蒸氣回壓縮機一段入口總管。

　　由常解塔解吸出來的常解氣進入常解-汽提氣洗滌塔的常解氣洗滌段，與自上而下的稀液逆流接觸，將常解氣中夾帶的碳酸丙烯酯液滴與飽和于常解氣中的碳酸丙烯酯蒸氣回收下來，常解氣自常解氣洗滌段出來后進入常解氣分離器，將常解氣中夾帶的碳酸丙烯酯液滴進一步分離，常解氣自分離器頂部出來送食品二氧化碳工段。

　　汽提氣由汽提塔出來后進入常解-汽提氣洗滌塔的汽提氣洗滌段，與自上而下的稀液逆流接觸，將汽提氣中夾帶的碳酸丙烯酯液滴和飽和汽提氣中的碳酸丙烯酯蒸氣回收下來，經(jīng)洗滌后汽提氣由塔頂放空。液體流程

（1）碳酸丙烯酯脫碳流程簡述

　　貧碳酸丙烯酯溶液從二氧化碳吸收塔塔頂噴淋下來，由塔底排出稱為富液。富液經(jīng)自調閥進入溶液泵-渦輪機組的渦輪，減壓后進入閃蒸槽，自閃蒸槽出來的碳酸丙烯酯液一部分進入過濾器，大部分不經(jīng)過過濾器，二者混合過后進入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯酯液自常解段底部出來經(jīng)過兩液封槽進入汽提塔頂部，與自下而上的空氣逆流接觸，將碳酸丙烯酯溶液中的二氧化碳進一步汽提出來，經(jīng)汽提后的碳酸丙烯酯溶液為貧液，貧液由汽提塔出來進入循環(huán)槽，再由循環(huán)槽進入溶液泵-渦輪機組的溶液泵，由泵加壓后經(jīng)碳酸丙烯酯溶液冷卻器降溫，進入二氧化碳吸收塔，從而完成了碳酸丙烯酯溶液的整個解吸過程。（2）稀液流程循環(huán)

　　稀液（或軟水）由常解-汽提氣洗滌塔的常解段出來，經(jīng)稀液泵加壓后送往凈化氣洗滌塔上部自上而下。由塔底出來經(jīng)自調閥進入閃蒸氣洗滌塔的上部自上而下，由底部出來經(jīng)自調閥進入常解-汽提氣洗滌塔的汽提氣洗滌段自上而下，由底部出來經(jīng)一U型液封管進入常解氣洗滌段繼續(xù)循環(huán)。

　　存在的問題及解決的辦法

　　綜合分析PC法脫碳各廠的使用情況，最具代表性的問題有：（1）溶劑損耗高。造成這一問題原因有三個因素： 溶劑蒸汽壓高；

　　氣相回收系統(tǒng)不完善； c.操作管理水平的影響。

（2）凈化氣中CO2含量容易跑高，噸氨電耗高。凈化氣中CO2含量高，原因是多方面的如再生效果不好，系統(tǒng)殘?zhí)几呋蚶鋮s不好等等。

　　目前，碳丙脫碳技術已提高到一個新的階段，工業(yè)應用的或即將應用的最有吸引力的進展有以下幾個方面。

PC法脫碳技術發(fā)展趨勢

　　塔器優(yōu)化

　　塔器的優(yōu)化包括塔徑、塔填料、塔內件、塔過程控制的技術改造，改造后往往可提高20%-50%或更高的生產(chǎn)能力，改造主要分兩部分進行:一是脫碳塔氣液分布器和填料的改造，其目的是提高通氣量和強化氣液接觸效率，加大潤濕面積。具體辦法是設稅全截面均勻分布的氣體和液體分布器，部分或全部采用規(guī)整填料；二是再生塔的改造。由于傳統(tǒng)設計中再生塔常解段均為淋降式，當系統(tǒng)硫含量高時，受逆流及淋降板開孔直徑的限制，易造成溶液中的單質硫積累結垢，漸漸堵塞淋降板上的開孔，使其失效故往往生產(chǎn)2年后再生效果會明顯不如以前。由此可見，必須對這種結構徹底改造。具體辦法是將常解段改為篩板或填料塔型，并增設類似塔型的真空解析段。

　　改造工作除了塔器以外，還進行了系統(tǒng)工藝優(yōu)化，具體內容有：（1）調整溶劑泵的揚程，串聯(lián)1臺增壓泵；（2）氣提流程由原正壓氣提改為負壓氣提，有利于提高貧度；（3）降低變換氣和循環(huán)溶劑的溫度，以提高碳丙吸收能力；（4）采取碳丙溶劑半過濾或全過濾方法，杜絕系統(tǒng)堵塞隱患；（5）提高變換氣脫硫效果；（6）碳丙稀液回收改造[11]。復合溶劑法

　　用兩種或兩種以上的物理、化學或物理化學溶劑作為復合溶劑凈化酸性氣體的研究，多年來一直方興未艾。復合溶劑法的優(yōu)點從選擇性和吸收能力分析，特別是高分壓下，選擇合適的復合溶劑，優(yōu)于純溶劑，顯著地提高了溶劑的吸收能力；另一方面明顯地降低了能耗。除此以外，復合溶劑為了達到操作特性要求所作的混合過程，還具有其它方面的靈活性，即復合溶劑的組成。而且，復合溶劑可以優(yōu)化配方用最低的費用達到所須的分離要求（見表）。

　　表 兩種方法的技術經(jīng)濟比較（以噸氨計）

　　項目 CO2凈化度（%）溶劑損耗（Kg）電耗（KWh）操作成本（元）

　　PC法 145 85

　　復合溶劑法

100 60 低溫PC法

　　實踐證明，低溫碳丙法具有以下優(yōu)點：（1）氣體凈化度高；（2）降低溶劑循環(huán)量；（3）降低溶劑損耗。

　　為了在較低操作壓力下獲得需要的氣體凈化度、降低溶劑循環(huán)量、節(jié)省動力消耗、降低溶劑蒸發(fā)損失，吸收操作可在低于常溫條件下進行，即低溫碳酸丙烯酯脫碳技術。CO2在溶劑中的溶解度可用下式表示：lgx*=lgp+B/T+C+lgζ

　　式中：

　　x*——CO2在含水溶劑中的飽和溶解度，摩爾分數(shù)；p——氣相CO2分壓，×105Pa； B、C——常數(shù)，B=，C=-；

ζ——溶劑含水量的修正系數(shù)，當含水量為2%時，ζ=，lgζ=-； T———吸收溫度，K。工藝設計的意義和目的

　　隨著合成氨工業(yè)的飛速發(fā)展與國際經(jīng)濟的迅速變化，合成氨工業(yè)的經(jīng)濟性急需要提高，來降低成本，抵御風險。就碳酸丙烯酯法脫碳工藝進行深入研究，以達到成本最低化，資源有效化。

　　因此，在國際經(jīng)濟與國家政策的前提下，將合成氨的風險和利潤投入到中間工序脫碳工段，對陷入困境的化工行業(yè)是一個很好的出路，對內外交困的合成氨行業(yè)來說，可以避免風險，降低成本。此工藝能有效縮短流程，降低能源消耗，減少污染排放，在提高產(chǎn)品附加值的同時也填補了脫碳工藝的國內空白，并且為合成氨領域的進步積累了難得經(jīng)驗。

大型低壓合成氨工藝全面國產(chǎn)化2

　　合成氨工藝

　　陳昶君化九三

　　1.合成氨生產(chǎn)工藝流程圖

(1)煤為源頭 工藝路線：

　　以無煙煤為原料生成合成氨常見過程是:

　　造氣->半水煤氣脫硫->壓縮機1，2工段->變換->變換氣脫硫->壓縮機3段->脫硫->壓縮機4，5工段->銅洗->壓縮機6段->氨合成->產(chǎn)品NH3

　　造氣過程為以煤為原料，用間歇式固定層常壓氣化法，反應方程為

　　煤+氧氣→二氧化碳二氧化碳+煤→一氧化碳煤+水蒸氣→一氧化碳+氫氣

(2)天然氣為源頭

　　采用天然氣、焦化千氣力原料的合成氨生產(chǎn)工藝流程包括：脫硫、轉化、變換、脫碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及輸入氨庫和氨吸收八個工序

(一)脫琉

　　原料氣進入后，首先進入三段脫硫塔．第一、二段分別采用5—6％Na0H和10。12％Na0H堿洗，第三段采用水洗。在脫硫塔內。氣體中大部分無機硫和部分有機硫被堿液吸收，濕法脫硫后的焦化干氣由壓縮機道往一段轉化爐對流段，加熱至340—3500C后，進人干法脫硫槽。干法脫硫劑通常采用氧化錳、氧化鋅或鈷—銅催化劑。經(jīng)干法脫硫后。焦化干氣中的總硫量要求低于3ppm．這里需要進行痕量硫的測定。(二)轉化

　　經(jīng)脫硫合格的焦化干氣返回對流五段與來自廢熱鍋爐的蒸汽混合，加熱至500．610％后，進入一段轉化爐(簡稱一段爐)，控制共水碳比為3．5．4．0。在催化劉作用下原料氣轉化為氫氣、一氧化碳和二氧化碳。反應所需的大量熱能由轉化爐兩倜均勻分布的無焰燃燒噴嘴供給，反應溫度控制在760—7的℃；出口氣中殘余甲烷含量要求小于10％。一段滬出口氣與空氣壓縮機送來的空氣相混合，進人二段轉化爐(簡稱二段爐)內燃燒，溫度達到900一950。C，在催化捌作用下，甲烷轉化成一氧化碳和二氧化碳；二段爐出口氣中殘余甲烷應小于0．3％。同時獲取合成氣所需的氮氣，并控制氫、氮比在2．8—3．1之問。在整個轉化過程要進行原料氣的總碳分析和一、二段爐出口氣殘余甲烷的分析。(三)變換

　　從二段爐出來的氣體，進入消化廢熱鍋爐。利用熱能獲得蒸汽，同時使氣體溫度降至350—380℃，再進入中溫變換爐(簡稱中變爐)。在中變催化劑作用下，一氧化碳與水蒸氣反應生成氫和二氧化碳。一氧化碳含量要求降低到3．5％左右，個變爐出口氣體溫度達到400。C左右。經(jīng)過小變爐回收熱量產(chǎn)生蒸汽，同時使

　　氣體溫度降到180—200℃，然后進入低溫變換爐(簡稱低變爐)。在低變償化劑作用下，一氧化碳進一步發(fā)生變換反應，使一氧化碳減到0．3％以下，出口氣溫度達到200—220℃。此時氣體尚含有大量濕熱和潛熱。這部分熱量經(jīng)鍋爐給永加熱器和制冷再沸2R恢熱，使溫度降至40℃左右，送往脫碳系統(tǒng)。在變換過程中主要控制一氧化碳的含量。檢查變換效率。(四)脫碳

　　由變換工序來的低變氣進脫碳系統(tǒng)的吸收塔，經(jīng)本非爾溶液或環(huán)丁洲一乙醇胺溶液吸收二氧化碳。出塔氣中二氧化碳含量要求小于0．1％。為了防止氣體中央帶脫碳液，讓共進入洗滌塔，用軟水洗去液沫后再進入甲烷化換熱器。脫碳塔出來的富他經(jīng)換熱器后．減壓送至二氧化碳再生培，用蒸汽加熱再沸器，在溫度128℃下脫去二氧化碳。為了提高脫碳效率和凈化反，主要進行脫碳液酌組分分析和服碳塔出u凈化氣中二氧化碳的分析。由再生塔頂出來的二氧化族，經(jīng)空冷器和永冷器，氣體溫度降至柏℃。再經(jīng)二氧化碳分離器除去冷凝水，送到尿素車間作原料。再生后的脫碳掖(貧液)，先進溶液空冷器。冷卻至65℃左右，由溶液循環(huán)泵加壓。再經(jīng)溶液水冷器冷卻至40℃后。送人二氧化碳吸收塔循環(huán)使用。(五)甲烷化

　　由吸收塔出來的凈化氣，先經(jīng)甲烷化換熱器換熱，氣體溫度升高到320℃左右，再進入學烷化加熱器，使氣體溫度提到350℃；然后進入甲烷化爐，在催化劉的作用下一氧化碳、二氧化碳與氫氣反應。生成甲烷。甲烷化后出口氣中一氧化碳和二氧化碳的總置應小于10ppm。這里需要采用連續(xù)自動痕員分析儀，進行測量和控翻。

(六)氨的合成

　　經(jīng)壓縮后的氫氣與循環(huán)氣混合后進人氨冷凝器上部與氨蒸發(fā)器出來的冷氣換熱。部分氨被冷凝。氣體進入氨蒸發(fā)器后，被外層的液氨冷卻至-2℃左右，返回到冷凝塔的下部。經(jīng)液氨分離器冷交換后的氣體中含氨謄最終降剄3％以下。再進人合成塔，經(jīng)主換熱器換熱后。再經(jīng)催化劑筐內冷卻管換熱。使溫度升至400一450℃后，從中心管進入催化劑后。氨的合成在高溫、高壓、催化劑作用下進行，反應式如下：3H一-Nf·2NHfrQ。反應后的氣體含氨量在18．5％左右，溫度為480—530℃，由塔底進入的冷氣進行換熱。使氣體溫度降至375℃左右，再進人中置鍋爐回收反應熱量。氣體溫度下降到235‘c左右返回合成塔下部，氣體經(jīng)主換熱器內冷卻至110—130℃。氣體出合成塔后，進人u型管水冷器，冷卻至35℃左右，部分氨冷凝成液體，經(jīng)氨分離器分離出液氨后，氣體重新返回系統(tǒng)循環(huán)。在此需要分析循環(huán)氣，保證甲烷含量不大于15％，合成塔入口氨含量不大于3％。由冷疑塔氮分離器出來的液氨減壓后，送往液氨緩沖槽液氨經(jīng) 計量表計量后送住氨庫．氣榴部分送往氨吸收。

　　2.合成氨反應器

(1)催化劑

　　熱力學計算表明，低溫、高壓對合成氨反應是有利的，但無催化劑時．反應的活化能很高，反應幾乎不發(fā)生。當采用鐵觸媒作催化劑時，由于改變了反應歷程，降低了反應的活化能，使反應以顯著的速率進行。

　　鐵觸媒是由融熔的鐵的氧化物制成的，它含有鉀、鈣和鋁的氧化物作為穩(wěn)定劑與促進劑，而且是以氧化態(tài)裝到合成塔中去的，在進行氨的生產(chǎn)以前，鐵觸媒

　　必須加以活化，把氧化鐵還原成基本上是純的元素鐵。

　　鐵觸媒還原期間，合成氣是循環(huán)通過合成塔的，當反應已經(jīng)開始進行時，非常重要的是循環(huán)氣要盡可能地加以冷卻(但設備中不能結冰的危險)，把氣體中的水份加以冷凝開除去以后再重新進入合成塔，否則，水汽濃度高的氣體將進入已經(jīng)還原了的觸媒床，水蒸汽會使已經(jīng)還原過的觸媒和活性降低或中毒，一旦合成氨的反應開始進行，生成的氨就會使冰點下降，這就可以在更低的溫度下把氣流中的水分除去。另外，溫度壓力都會影響催化劑活性，一些氧化物如CO等還可能引起催化劑中毒。

(2)工藝條件：

　　高壓法：操作壓力70~100MPa，溫度為550~650度；中壓法：操作壓力20~60MPa，溫度為450~550度；高壓法：操作壓力10MPa左右，溫度為400~450度。目前中壓法技術成熟，經(jīng)濟性較好，被廣泛采用。

(3)反應器結構

　　合成氨反應器是合成氨生產(chǎn)的關鍵設備，作用是氫氮混和氣在塔內催化劑層中合成為氨。由于反應是在高溫高壓下進行，因此要求反應器不僅要有較高的機械強度，而且應有高溫下抗蠕變和松弛的能力。同時在高溫、高壓下，氫、氮對碳鋼有明顯的腐蝕作用，使反應器的工作條件更為復雜。

　　為了適應氨合成反應條件，合理解決存在的矛盾，反應器由內件和外筒兩部分組成，內件置于外筒之內。進入反應器的氣體（溫度較低）先經(jīng)過內件與外筒之間的環(huán)隙，內件外面設有保溫層，以減少向外筒散熱。因而，外筒主要承受高壓（操作壓力與大氣壓之差），但不承受高溫，可用普通低合金鋼或優(yōu)質碳鋼制成。內件在500℃左右高溫下操作，但只承受環(huán)系氣流與內件氣流的壓差，一般只有1~2MPa，即內件只承受高溫不承受高壓，從而降低對內件材料和強度的要求。內件一般用合金鋼制作，塔徑較小的內件也可用純鐵制作。內件由催化劑筐、熱交換器、電加熱器三個主要部分組成，大型氨合成反應器的內件一般不設電加熱器，而由塔外加熱爐供熱。

　　3.參考文獻：

　　孟巖《合成氨的生產(chǎn)方法以及工藝流程研究》

大型低壓合成氨工藝全面國產(chǎn)化3

　　合成氨工藝控制方案總結

　　一 合成氨工藝簡介

　　中小型氮肥廠是以煤為主要原料，采用固定層間歇氣化法制造合成氨原料氣。從原料氣的制備、凈化到氨的合成，經(jīng)過造氣、脫硫、變換、碳化、壓縮、精煉、合成等工段。工藝流程簡圖如下所示：

　　該裝置主要的控制回路有：（1）洗滌塔液位；

（2）洗滌氣流量；（3）合成塔觸媒溫度；（4）中置鍋爐液位；（5）中置鍋爐壓力；（6）冷凝塔液位；（7）分離器液位；（8）蒸發(fā)器液位。

　　其中觸媒溫度控制可采用全系數(shù)法自適應控制，其他回路采用PID控制。

　　二 主要控制方案

（一）造氣工段控制

　　工藝簡介：

　　固定床間歇氣化法生產(chǎn)水煤氣過程是以無煙煤為原料，周期循環(huán)操作，在每一循環(huán)時間里具體分為五個階段；(1)吹風階段約37s；(2)上吹階段約39s；(3)下吹階段約56s；(4)二上吹階段約12s；(5)吹凈階段約、吹風階段

　　此階段是為了提高爐溫為制氣作準備的。這一階段時間的長短決定爐溫的高低，時間過長，爐溫過高；時間過短，爐溫偏低并且都影響發(fā)氣量，爐溫主要由這一階段控制。般工藝要求此階段的操作時間約為整個循環(huán)周期的18％左右。

　　2、上吹加氮制氣階段

　　在此階段是將水蒸汽和空氣同時加入?？諝獾募尤朐黾恿藲怏w中的氮氣含量，是調節(jié) H2/N2的主要手段。但是為了保證造氣爐的安全該段時間最多不超過整個循環(huán)周期的26％。

　　3、上吹制氣階段

　　該階段與上吹加氯制氣總時間為整個循環(huán)的32％，隨著上吹制氣的進行下部爐溫逐漸下降，為了保證爐況和提高發(fā)氣量，在此階段蒸汽的流量最好能得以控制。

　　4、下吹制氣階段

　　為了充分地利用爐頂部高溫、提高發(fā)氣量，下吹制氣也是很重要的一個階段。這段時間 約占整個循環(huán)的40％左右。

　　5、二次上吹階段

　　為了確保生產(chǎn)安全，造氣爐再度進行吹風升溫之前，須把下吹制氣時留在爐底及下部管 道中的半水煤氣吹凈以防不測，故進行第二次上映。這段時間約占7％左右。

　　6、吹凈階段

　　這段時間主要是回收上行煤氣管線及設備內的半水煤氣。約占整個循環(huán)的3％。該階段是由吹風管路送風，該段時間的長短直接影響H2/N2.該控制系統(tǒng)是一個較復雜的時變、間歇、非線性、大滯后控制系統(tǒng)。故將該系統(tǒng)設計為串級控制。

　　造氣爐的工作方式分為開車、停車、正常造氣、升溫和制惰等五種方式。每臺造氣爐需要控制15個電磁閥，為了防止多臺爐同時進入吹風階段而引起爭風搶汽觀象，各臺爐之間必須進行吹風排隊順序控制。

　　控制方案：

　　1、造氣工段H2/N2控制方案

　　造氣工段是通過加減氮操作來進行氫氮比控制的，而加減氮操作又是通過調節(jié)上下吹加氮時間和吹風回收時間來實現(xiàn)的，因此，該控制系統(tǒng)最終得到的控制量要轉化為上下吹加氮時間或吹風回收時間。本系統(tǒng)的氫氮比控制采用調節(jié)吹風回收時間來實現(xiàn)。

　　在合成氨生產(chǎn)過程中，影響氫氮比的主要干擾來源是造氣、脫硫兩個環(huán)節(jié)，這部分僅有較小的滯后，所以對脫硫制氫采用PID閉環(huán)控制和較高的采樣頻率，這是控制的內環(huán)。然后將造氣脫硫與變換、脫碳、精煉及合成組成一個廣義外環(huán)，采用預測控制進行控制，這是控制的外環(huán)?？蛇x作控制量的參數(shù)有：脫硫氫、變換氫、補充氫和循環(huán)氫，這四個氫值之間的波動有一個時間差，脫硫氫到變換氫大約有5min，變換氫到補充氫大約有15min,再由補充氫到循環(huán)氫又有20min，而且補充氫與循環(huán)氫之間存在積分關系，補充氫中氫氮比的微小變化就會造成循環(huán)氫中氫的增加與減小，即穩(wěn)定的補充氫并不能保證循環(huán)氫的穩(wěn)定。而循環(huán)氫是生產(chǎn)過程最終階段的信號，所以采用循環(huán)氫作為主調節(jié)參數(shù)，并選擇脫硫氫作為副調參數(shù)，以克服循環(huán)氫巨大的滯后。

　　2、H2/N2調節(jié)方法

　　采用改變加氮空氣量的方法調節(jié)H2/N2，在上吹和下吹階段設置用／否加氮軟手動開關決定是否啟用加氮空氣，同時采用上／下加氮調節(jié)閥來改變加氮空氣量，其次可以通過調整 吹凈時間的方法來調整H2／N2，同時還采用打吹凈軟開關確定在吹風階段是否提前關閉煙囪閥，以輔助調節(jié)H2/N2.（三）CO變換工段控制

　　工藝簡介：工藝流程圖如下：

　　中溫變換護的正常操作應該是將各段催化劑的溫度控制在適宜的范圍內，以充分發(fā)揮催化劑的活性。同時用最低的蒸汽消耗實現(xiàn)最高的CO變換率。影響中變爐催化劑床層溫度變化的因素很多，如蒸汽的加入量、蒸汽的溫度、進入催化劑前反應氣體的溫度、反應氣體的組成以及生產(chǎn)負荷等。

　　該工段主要的控制系統(tǒng)主要有：中變爐入口溫度定值控制，入中變護蒸汽流量定值控制，入中變滬中段蒸汽流量定值控制，中變爐下段溫度控制等。（1）中變爐人口溫度定值控制系統(tǒng)

　　該系統(tǒng)是通過控制中變爐的入口溫度來穩(wěn)定上段催化劑的溫度。選中變爐人口氣體的溫度作為被控變量，操作變量為中溫換熱器的半水煤氣副線流量。

　　其主要干擾因素有：半水煤氣流量，半水煤氣溫度，蒸汽流量，蒸汽溫度，變換氣溫度等。

　　在這個系統(tǒng)中，中變爐人口溫度是根據(jù)生產(chǎn)要求由人工設定，當受到干擾使該溫度偏離沒定值時，通過改變中溫換熱器副線流量來維持其入口溫度的穩(wěn)定。

（2）入爐蒸汽流量定值控制

　　控制流程圖如下：

　　被控變量和操作變量均為與煤氣混合的蒸汽流量。其主要干擾因素是蒸汽的溫度和蒸汽管網(wǎng)的壓力。求由人工設定，通過改變蒸汽流量調節(jié)閥的開度來維持蒸汽流量的穩(wěn)定。當生產(chǎn)負荷變動或其它干擾因索引起中變爐上段催化劑溫度發(fā)生變化而需要改變入爐的蒸汽量時，只能通過人工調整系統(tǒng)的設定值來實現(xiàn)，可見該系統(tǒng)不能自動跟蹤生產(chǎn)負荷，亦不能按照上段催化劑溫度的變化來自動控制所需的蒸汽量。

（3）

　　中變爐中段蒸汽流量定值控制

（六）氨合成工段控制

　　在合成氨生產(chǎn)中，合成塔人塔氣體的氫氣與氮氣的比例是工藝上一個極為重要的控制指標。氫氯比合格率對于全廠生產(chǎn)系統(tǒng)的穩(wěn)定、提高產(chǎn)量和降低原料及能源消耗起著重要作用，氫氮比的過高或過低，都會直接影響合成效率，導致合成系統(tǒng)超壓放空，使合成氨產(chǎn)量減少，消耗增加。但合成氨氫氮比對象是一個純滯后和容積滯后大，無自衡能力和時變的工藝過程，所以氫氮比控制是氨合成工段的主要控制對象。

　　方案一：

　　采用變比控制方案，對負荷變化和加氮空氣量進行預測控制其工作框圖如下：

　　原料氣中各有效成分分析合成總的含H2量作為主物料信號，乘上一個比值系數(shù)K,就作為空氣調節(jié)閥的輸入信號，驅動調節(jié)閥以得到所需要的與總含H2成比例的N2量。如果由于某種因素使H2/N2比值偏離給定值，就通過調節(jié)器GC輸出信號修正比值系數(shù)K,使H2/N2比回到給定值上來。對于空氣流量的干擾，設置一個副環(huán)，構成串級控制，對空氣的測量，采用壓力和溫度的補償。

　　方案2 預測加PID控制方案

　　上述方案由兩個回路組成：內回路是由造氣到脫磕和可調控制器組成的線性反饋回 路；外回路由變換到精煉和通推參數(shù)估計器及校正器組成。

　　方案3 預測＋PID串級控制方案

　　氫氮比通過改變二段爐的空氣量來調節(jié)，針對被控對象的特點，本文采用多步MAC 預測控制算法、PID算法及前饋調節(jié)相結合的控制規(guī)律構成氫氮比前饋中級控制系統(tǒng)。系統(tǒng)結構方塊圖如下所示：

　　由于負荷（原料氣流量）變化是系統(tǒng)可測不可控的干擾，為此，采用前饋調節(jié)系統(tǒng)，以便及時克服負荷波動的干擾。由于空氣流量波動大，必須采用閉環(huán)控制，空氣流量調節(jié)回路采用YS－80單回路調節(jié)器實現(xiàn)。

　　由于系統(tǒng)滯后時間長，為了能及時克服轉化、變化工段的干擾，引入變換氫副調回路，此回路純滯后時間短，可采用PID調節(jié)；主被控對象氫氮比系統(tǒng)純滯后時間長，慣性大，干擾多，因此主控器采用MAC預測控制

（八）精餾塔控制方案

　　工藝簡介：

　　合成氨廠氨精餾塔是氨回收單元，以水為溶劑，吸收氨合成回路的放空氣和液氨貯槽放空氣中的氨，然后利用外部供熱使氨水溶液解吸，水作為吸收劑循環(huán)使用。其工藝流程圖如下：

　　由于本精餾工段受多種干擾因素如進料量、進料溫度、冷凝器冷卻水溫度、環(huán)境溫度變化等的影響，而且難以直接測量產(chǎn)品濃度作為被調參數(shù)，故選用間接參數(shù)溫度、壓力作為被調參數(shù)。

　　控制方案： 1．壓力控制

　　針對壓力設置了一套壓力分程調節(jié)系統(tǒng)，由PRC-檢測塔內壓力，分別控制塔頂排出的情氣量和塔頂冷卻器的回水量。其調節(jié)過程為：

　　當PRC-測量值增加時，其輸出值若在100%~50%內，則情氣閥PV—A全關()，冷卻水閥PV-B(F．0)逐漸開大，直至全開，以充分冷凝氣體中的氨；若輸出值小于50％，則PV—B全 開，PV—1000lA逐漸開大，從而使塔內壓力降低，反之亦然。以此達到塔內壓力恒定。

　　2、溫度控制

　　由于成品氨的質量與溫度有直接關系，液氨流量直接影響著溫度，為保證精餾塔溫度，設置一套以惰餾塔溫度TICAH—和液氨流量FIC—組成的串級系統(tǒng)。其中流星為副參數(shù)，克服影響氨水流量波動的各種擾動因素；以溫度為主參數(shù)，保證精餾塔溫度，其工藝控制流程圖如下：

　　首先，手動調整F—輸出值，使得T—滿足工藝要求。然后，調整T—的給定值等于測量值，調整F—的設定值等于測量值。在此過程中，要保證T—輸出值等于F—，設定值。隨后將由手動投入自動，等穩(wěn)定后投入串級。系統(tǒng)穩(wěn)定后將T—由手動投入自動。

　　至此，完成了串級調節(jié)系統(tǒng)的投運。

　　在投運過程中，一定要注意T—輸出值等于F—設定值，投運之前，主、副回路均應置于手動狀態(tài)。

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