合成氨精脱硫工艺介绍（小编推荐）

第一篇：合成氨精脱硫工艺介绍（小编推荐）

氨气合成工艺流程图

新乡中科化工合成氨工艺

煤„„

造气„„

净化除尘„„静电除尘„„

脱硫„„合成甲醇（CO+2H2-----CH3OH △H1 =651kj/mol 吸热）

CO置换„„

脱碳„„

精制气体„„

制取氨气„„

气体循环„„气体回收

1）予脱塔

原料气进入工段经过预脱塔先进行初脱硫。2）预热塔

用蒸汽加热到40-80℃，为接下来的水解塔工段进行做准备。3）水解塔

使用水解催化剂，脱出无机硫。在温度为320～350℃、压力为1.3～1.5MPa的条件下，在钴钼脱硫剂的作用下进行有机硫加氢转化反应及氧化锌吸收生成H2S ZnS，排入地沟。4）水冷器

水冷器是为使水冷却到常温，方便后一阶段的精脱硫。5）精脱塔

这个工段脱出的是有机硫，把最后残余的硫进行精脱，减少氨气中硫的含量。

经过这5个工段后，硫的含量小于0.06×10－6，甲醇催化剂寿命大大延长，减少更换甲醇催化剂，生产时间和能力大幅度提高。

用到的设备有预脱塔、预热器、水解塔、水冷器、精脱塔。

合成氨

氨

氨（Ammonia，旧称阿莫尼亚）是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。农业上使用的氮肥，除氨水外，诸如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥都是以氨为原料生产的。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。

合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。别名氨气，分子式为NH3，英文名：synthetic ammonia。世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。

合成氨主要用于制造氮肥和复合肥料。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡

胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。发现

德国化学家哈伯(F.Haber，1868-1934)从1902年开始研究由氮气和氢气直接合成氨。于1908年申请专利，即“循环法”，在此基础上，他继续研究，于1909年改进了合成，氨的含量达到6%以上。这是目前工业普遍采用的直接合成法。反应过程中为解决氢气和氮气合成转化率低的问题，将氨产品从合成反应后的气体中分离出来，未反应气和新鲜氢氮气混合重新参与合成反应。合成氨反应式如下：

N2+3H2≒2NH3(该反应为可逆反应,等号上反应条件为:“高温 高压”,下为:“催化剂”)合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。

工艺流程

1.合成氨的工艺流程

(1)原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

(2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。

① 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：

CO+H2O→H2+CO2 =-41.2kJ/mol 0298HΔ

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

② 脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。

粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。

一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。

③ 气体精制过程

经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分

以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

CO+3H2→CH4+H2O =-206.2kJ/mol 0298HΔ

CO2+4H2→CH4+2H2O =-165.1kJ/mol 0298HΔ

(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

N2+3H2→2NH3(g)=-92.4kJ/mol

2.合成氨的催化机理

热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成—NH、—NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为：

xFe + N2→FexN

FexN +［H］吸→FexNH

FexNH +［H］吸→FexNH2

FexNH2 ＋［H］吸FexNH3xFe+NH3

在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kJ/mol～167 kJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 kJ/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。

3.催化剂的中毒

催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。

催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。

4.我国合成氨工业的发展情况

解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。

近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。我国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。

5.化学模拟生物固氮的研究

目前，化学模拟生物固氮的重要研究课题之一，是固氮酶活性中心结构的研究。固氮酶由铁蛋白和钼铁蛋白这两种含过渡金属的蛋白质组合而成。铁蛋白主要起着电子传递输送的作用，而含二个钼原子和二三十个铁和硫原子的钼铁蛋白是络合N2或其他反应物（底物）分子，并进行反应的活性中心所在之处。关于活性中心的结构有多种看法，目前尚无定论。从各种底物结合物活化和还原加氢试验来看，含双钼核的活性中心较为合理。我国有两个研究组于1973—1974年间，不约而同地提出了含钼铁的三核、四核活性中心模型，能较好地解释固氮酶的一系列性能，但其结构细节还有待根据新的实验结果精确化。

国际上有关的研究成果认为，温和条件下的固氮作用一般包含以下三个环节：

①络合过程。它是用某些过渡金属的有机络合物去络合N2，使它的化学键削弱；②还原过程。它是用化学还原剂或其他还原方法输送电子给被络合的N2，来拆开N2中的N—N键；③加氢过程。它是提供H+来和负价的N结合，生成NH3。

目前，化学模拟生物固氮工作的一个主要困难是，N2络合了但基本上没有活化，或络合活化了，但活化得很不够。所以，稳定的双氮基络合物一般在温和条件下通过化学还原剂的作用只能析出N2，从不稳定的双氮络合物还原制出的NH3的量相当微少。因此迫切需要从理论上深入分析，以便找出突破的途径。

固氮酶的生物化学和化学模拟工作已取得一定的进展，这必将有力地推动络合催化的研究，特别是对寻找催化效率高的合成氨催化剂，将是一个有力的促进。生产方法

生产合成氨的主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤（或焦炭）等。

①天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1％～0.3％（体积），经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯净气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨生产流程与此流程相似。

②重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油，可用部分氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸气转化法简单，但需要有空气分离装置。空气分离装置制得的氧用于重质油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。

③煤（焦炭）制氨。随着石油化工和天然气化工的发展，以煤（焦炭）为原料制取氨的方式在世界上已很少采用。

用途 氨主要用于制造氮肥和复合肥料，氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料。液氨常用作制冷剂。

贮运 商品氨中有一部分是以液态由制造厂运往外地。此外，为保证制造厂内合成氨和氨加工车间之间的供需平衡，防止因短期事故而停产，需设置液氨库。液氨库根据容量大小不同，有不冷冻、半冷冻和全冷冻三种类型。液氨的运输方式有海运、驳船运、管道运、槽车运、卡车运。

第二篇：电厂脱硫工艺介绍

电厂脱硫工艺介绍

氧化镁脱硫工艺介绍：

1、技术成熟：镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地非常突出，其中在日本已经应用了120多个项目，台湾岛的电站97%应用氧化镁法除硫，美国、德国等国家都已经广泛应用，并且目前在我国部分地区也广泛应用。

2、原料资源充足：我国是镁石储量大国，矿资源丰富，目前已探明的镁石储藏量约为160亿吨,占全世界的80%左右。其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量84.7%，其次是山东莱州，占总量10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃肃北、别盖等地。因此氧化镁***完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。

3、脱硫效率高：在化学反应活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂，并且由于氧化镁的分子量比碳酸钙和氧化钙都比较小。因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率。一般情况下氧化镁的脱硫效率可达到95~98%以上，而石灰/石膏的脱硫效率仅达到90~95%左右。

4、投资费用少由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性，因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小，因此整个脱硫系统的投资费用可以降低20%以上。

5、运行费用低：决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消耗费用和水电汽的消耗费用。氧化镁的价格比氧化钙的价格高一些，但是脱除同样的SO2氧化镁的用量是碳酸钙的40%；水电气等动力消耗方面：液气比是十分重要的因素，它直接关系到整个系统的脱硫效率以及系统的运行费用。对石灰、石膏系统而言，液气比一般在15L/m3以上，而氧化镁在5 L/m3以下，这样轻烧氧化镁脱硫工艺就起到了大量节省资金。同时氧化镁脱硫的副产物具有回收价值。

6、运行可靠性：镁脱硫法相对于钙脱硫法的最大优势是脱硫系统不会发生设备结垢堵塞问题，能保证整个脱硫系统安全有效的运行，同时镁脱硫法PH值控制在6.0~6.5之间，在这种条件下设备腐蚀问题也得到了一定程度的解决。总体来说，氧化镁脱硫法在实际工程中的安全性能拥有非常有利的保证。

7、综合效益高：由于镁脱硫法的反应产物是亚硫酸镁和硫酸镁，回收利用价值很高。一方面我们可以进行强制氧化全部生成硫酸镁，然后再经过浓缩、提纯生成七水硫酸镁进行出售，另一方面也可以直接煅烧生成纯度较高二氧化硫气体来制硫酸。

8、副产物利用前景广阔。我们知道硫酸被称为“化学工业之母”，二氧化硫是生产硫酸的原料。我国是一个硫资源相对缺乏的国家，硫磺的年进口量超过500万吨，折合二氧化硫750万吨。另外硫酸镁在食品、化工、医药、农业等很多方面应用都比较广，市场需求量也比较大。镁法脱硫充分利用了现有资源，推动了中国循环经济的发展。

9、无二次污染常见的湿法脱硫工艺里面，不可避免的存在着二次污染的问题。对于氧化镁脱硫技术而言，对于后续处理较为完善，对SO2进行再生，解决了二次污染的问题。

第三篇：合成氨工艺简介

合成氨工艺控制方案总结

一 合成氨工艺简介

中小型氮肥厂是以煤为主要原料，采用固定层间歇气化法制造合成氨原料气。从原料气的制备、净化到氨的合成，经过造气、脱硫、变换、碳化、压缩、精炼、合成等工段。工艺流程简图如下所示：

该装置主要的控制回路有：（1）洗涤塔液位；

（2）洗涤气流量；（3）合成塔触媒温度；（4）中置锅炉液位；（5）中置锅炉压力；（6）冷凝塔液位；（7）分离器液位；（8）蒸发器液位。

其中触媒温度控制可采用全系数法自适应控制，其他回路采用PID控制。

二 主要控制方案

（一）造气工段控制

工艺简介：

固定床间歇气化法生产水煤气过程是以无烟煤为原料，周期循环操作，在每一循环时间里具体分为五个阶段；(1)吹风阶段约37s；(2)上吹阶段约39s；(3)下吹阶段约56s；(4)二上吹阶段约12s；(5)吹净阶段约6s.l、吹风阶段

此阶段是为了提高炉温为制气作准备的。这一阶段时间的长短决定炉温的高低，时间过长，炉温过高；时间过短，炉温偏低并且都影响发气量，炉温主要由这一阶段控制。般工艺要求此阶段的操作时间约为整个循环周期的18％左右。

2、上吹加氮制气阶段

在此阶段是将水蒸汽和空气同时加入。空气的加入增加了气体中的氮气含量，是调节 H2/N2的主要手段。但是为了保证造气炉的安全该段时间最多不超过整个循环周期的26％。

3、上吹制气阶段

该阶段与上吹加氯制气总时间为整个循环的32％，随着上吹制气的进行下部炉温逐渐下降，为了保证炉况和提高发气量，在此阶段蒸汽的流量最好能得以控制。

4、下吹制气阶段

为了充分地利用炉顶部高温、提高发气量，下吹制气也是很重要的一个阶段。这段时间 约占整个循环的40％左右。

5、二次上吹阶段

为了确保生产安全，造气炉再度进行吹风升温之前，须把下吹制气时留在炉底及下部管 道中的半水煤气吹净以防不测，故进行第二次上映。这段时间约占7％左右。

6、吹净阶段

这段时间主要是回收上行煤气管线及设备内的半水煤气。约占整个循环的3％。该阶段是由吹风管路送风，该段时间的长短直接影响H2/N2.该控制系统是一个较复杂的时变、间歇、非线性、大滞后控制系统。故将该系统设计为串级控制。

造气炉的工作方式分为开车、停车、正常造气、升温和制惰等五种方式。每台造气炉需要控制15个电磁阀，为了防止多台炉同时进入吹风阶段而引起争风抢汽观象，各台炉之间必须进行吹风排队顺序控制。

控制方案：

1、造气工段H2/N2控制方案

造气工段是通过加减氮操作来进行氢氮比控制的，而加减氮操作又是通过调节上下吹加氮时间和吹风回收时间来实现的，因此，该控制系统最终得到的控制量要转化为上下吹加氮时间或吹风回收时间。本系统的氢氮比控制采用调节吹风回收时间来实现。

在合成氨生产过程中，影响氢氮比的主要干扰来源是造气、脱硫两个环节，这部分仅有较小的滞后，所以对脱硫制氢采用PID闭环控制和较高的采样频率，这是控制的内环。然后将造气脱硫与变换、脱碳、精炼及合成组成一个广义外环，采用预测控制进行控制，这是控制的外环。可选作控制量的参数有：脱硫氢、变换氢、补充氢和循环氢，这四个氢值之间的波动有一个时间差，脱硫氢到变换氢大约有5min，变换氢到补充氢大约有15min,再由补充氢到循环氢又有20min，而且补充氢与循环氢之间存在积分关系，补充氢中氢氮比的微小变化就会造成循环氢中氢的增加与减小，即稳定的补充氢并不能保证循环氢的稳定。而循环氢是生产过程最终阶段的信号，所以采用循环氢作为主调节参数，并选择脱硫氢作为副调参数，以克服循环氢巨大的滞后。

2、H2/N2调节方法

采用改变加氮空气量的方法调节H2/N2，在上吹和下吹阶段设置用／否加氮软手动开关决定是否启用加氮空气，同时采用上／下加氮调节阀来改变加氮空气量，其次可以通过调整 吹净时间的方法来调整H2／N2，同时还采用打吹净软开关确定在吹风阶段是否提前关闭烟囱阀，以辅助调节H2/N2.（三）CO变换工段控制

工艺简介：工艺流程图如下：

中温变换护的正常操作应该是将各段催化剂的温度控制在适宜的范围内，以充分发挥催化剂的活性。同时用最低的蒸汽消耗实现最高的CO变换率。影响中变炉催化剂床层温度变化的因素很多，如蒸汽的加入量、蒸汽的温度、进入催化剂前反应气体的温度、反应气体的组成以及生产负荷等。

该工段主要的控制系统主要有：中变炉入口温度定值控制，入中变护蒸汽流量定值控制，入中变沪中段蒸汽流量定值控制，中变炉下段温度控制等。（1）中变炉人口温度定值控制系统

该系统是通过控制中变炉的入口温度来稳定上段催化剂的温度。选中变炉人口气体的温度作为被控变量，操作变量为中温换热器的半水煤气副线流量。

其主要干扰因素有：半水煤气流量，半水煤气温度，蒸汽流量，蒸汽温度，变换气温度等。

在这个系统中，中变炉人口温度是根据生产要求由人工设定，当受到干扰使该温度偏离没定值时，通过改变中温换热器副线流量来维持其入口温度的稳定。

（2）入炉蒸汽流量定值控制

控制流程图如下：

被控变量和操作变量均为与煤气混合的蒸汽流量。其主要干扰因素是蒸汽的温度和蒸汽管网的压力。求由人工设定，通过改变蒸汽流量调节阀的开度来维持蒸汽流量的稳定。当生产负荷变动或其它干扰因索引起中变炉上段催化剂温度发生变化而需要改变入炉的蒸汽量时，只能通过人工调整系统的设定值来实现，可见该系统不能自动跟踪生产负荷，亦不能按照上段催化剂温度的变化来自动控制所需的蒸汽量。

（3）

中变炉中段蒸汽流量定值控制

（六）氨合成工段控制

在合成氨生产中，合成塔人塔气体的氢气与氮气的比例是工艺上一个极为重要的控制指标。氢氯比合格率对于全厂生产系统的稳定、提高产量和降低原料及能源消耗起着重要作用，氢氮比的过高或过低，都会直接影响合成效率，导致合成系统超压放空，使合成氨产量减少，消耗增加。但合成氨氢氮比对象是一个纯滞后和容积滞后大，无自衡能力和时变的工艺过程，所以氢氮比控制是氨合成工段的主要控制对象。

方案一：

采用变比控制方案，对负荷变化和加氮空气量进行预测控制其工作框图如下：

原料气中各有效成分分析合成总的含H2量作为主物料信号，乘上一个比值系数K,就作为空气调节阀的输入信号，驱动调节阀以得到所需要的与总含H2成比例的N2量。如果由于某种因素使H2/N2比值偏离给定值，就通过调节器GC输出信号修正比值系数K,使H2/N2比回到给定值上来。对于空气流量的干扰，设置一个副环，构成串级控制，对空气的测量，采用压力和温度的补偿。

方案2 预测加PID控制方案

上述方案由两个回路组成：内回路是由造气到脱磕和可调控制器组成的线性反馈回 路；外回路由变换到精炼和通推参数估计器及校正器组成。

方案3 预测＋PID串级控制方案

氢氮比通过改变二段炉的空气量来调节，针对被控对象的特点，本文采用多步MAC 预测控制算法、PID算法及前馈调节相结合的控制规律构成氢氮比前馈中级控制系统。系统结构方块图如下所示：

由于负荷（原料气流量）变化是系统可测不可控的干扰，为此，采用前馈调节系统，以便及时克服负荷波动的干扰。由于空气流量波动大，必须采用闭环控制，空气流量调节回路采用YS－80单回路调节器实现。

由于系统滞后时间长，为了能及时克服转化、变化工段的干扰，引入变换氢副调回路，此回路纯滞后时间短，可采用PID调节；主被控对象氢氮比系统纯滞后时间长，惯性大，干扰多，因此主控器采用MAC预测控制

（八）精馏塔控制方案

工艺简介：

合成氨厂氨精馏塔是氨回收单元，以水为溶剂，吸收氨合成回路的放空气和液氨贮槽放空气中的氨，然后利用外部供热使氨水溶液解吸，水作为吸收剂循环使用。其工艺流程图如下：

由于本精馏工段受多种干扰因素如进料量、进料温度、冷凝器冷却水温度、环境温度变化等的影响，而且难以直接测量产品浓度作为被调参数，故选用间接参数温度、压力作为被调参数。

控制方案： 1．压力控制

针对压力设置了一套压力分程调节系统，由PRC-10001检测塔内压力，分别控制塔顶排出的情气量和塔顶冷却器的回水量。其调节过程为：

当PRC-10001测量值增加时，其输出值若在100%~50%内，则情气阀PV—10001A全关(F.C)，冷却水阀PV-10001B(F．0)逐渐开大，直至全开，以充分冷凝气体中的氨；若输出值小于50％，则PV—10001B全 开，PV—1000lA逐渐开大，从而使塔内压力降低，反之亦然。以此达到塔内压力恒定。

2、温度控制

由于成品氨的质量与温度有直接关系，液氨流量直接影响着温度，为保证精馏塔温度，设置一套以惰馏塔温度TICAH—10004和液氨流量FIC—10006组成的串级系统。其中流星为副参数，克服影响氨水流量波动的各种扰动因素；以温度为主参数，保证精馏塔温度，其工艺控制流程图如下：

首先，手动调整F—10006输出值，使得T—10004满足工艺要求。然后，调整T—10004的给定值等于测量值，调整F—10006的设定值等于测量值。在此过程中，要保证T—10004输出值等于F—10006，设定值。随后将由手动投入自动，等稳定后投入串级。系统稳定后将T—10004由手动投入自动。

至此，完成了串级调节系统的投运。

在投运过程中，一定要注意T—10004输出值等于F—10006设定值，投运之前，主、副回路均应置于手动状态。

第四篇：合成氨工艺指标

4.工艺控制指标

(1)脱硫工序

铁锰脱硫出口： S≤5ppm 氧化锌出口硫含量： ≤0.1ppm 加氢量 ： 2~5% 进口温度TIC-111： 380±5℃ 氧化锌出口温度： ≤360℃ 进脱硫系统压力： ≤4.1 MPa(2)转化工序

水碳比：

3.2~3.5 一段炉进口压力：≤3.82 MPa 对流段出口烟压：-2000 Pa 炉膛负压：

-100 Pa 工艺空气盘管温度：≤615℃ 原料天然气盘管NO.4：≤400℃

燃料天然气预热盘管：≤200℃ 一段炉阻力： ≤0.35 MPa 二段炉出口温度：

≤997℃ 二段炉出口甲烷：

≤0.5% 脱氧槽液位： 80%以上 中压汽包液位： 1/3～2/3 锅炉给水O2含量： ≤0.007ppm(3)变换工序

高变进口温度： TIC-157 370±5℃高变出口CO： ≤3 % 高变汽包蒸汽压力： ≤2.5 MPa 低变出口温度： ≤228℃(4)脱碳工序（碳酸钾溶液）

吸收嗒入气温度： 81℃±5℃ 吸收塔进贫液温度：70℃±5℃ 再生气温度： ＜40℃ 吸收塔压差： ＜45KPa 一段炉出口甲烷：

≤12.84% 燃料气压力PI-811： ≤0.35 MPa 排烟温度：

≤170℃ 混合气盘管出口温度：≤610℃ 过热蒸汽盘管NO.3： ≤360℃

原料天然气盘管NO.7：≤295℃ 一段炉出口温度： ≤801℃ 二段炉阻力：

≤92 KPa 二段炉水夹套温度：

≤100℃ 中压汽包蒸汽压力：

≤4.2 MPa 脱氧槽压力： ≤20KPa

锅炉给水PH值： 8.8～9.3 二段炉出口甲烷 ≤ 0.5% 高变出口温度： ≤436℃

高变汽包液位： 1/3~2/3 低变进口温度TIC-220 ：200±5℃低变出口CO： ≤0.3 % 吸收塔出气温度： 70℃±5℃ 吸收塔进半贫液温度： 112℃±5℃ 再生塔出口贫液温度： 120℃±5℃ 再生塔压差： ＜20KPa

再生塔出再生气压力： ＜75KPa 低变废锅蒸汽压力 ： 0.40~0.50MPa 吸收塔出二氧化碳含量： ≤0.1% 再生气纯度： ≥98.5 % 汽提塔出口水中电导率： ≤10μs/cm 吸收塔液位： 1/2~2/3 闪蒸槽液位： 1/2~2/3 低水分液位： 1/3~2/3 低变废锅液位： 1/3~2/3 净水分液位： 1/3~2/3 铁离子含量： ＜100ppm 汽提塔液位： 1/2~2/3 再生塔中部液位： 1/3~2/3 贫液流量： ≤ 96 t / h 总碱度： 25~30% 半贫液再生度： 1.35~1.45 DEA V5+/V4+： ≥0.5 甲烷化工序

甲烷化进口温度： 310℃±5℃ 甲水分出口温度： ＜40℃ 甲水分液位： ≤10 %

再生塔上部液位： ≥30 % 再生塔下部液位： 1/2~2/3 半贫液流量： ≤ 778 t / h 贫液再生度： 1.15~1.25 ： 2~3% 总矾： 0.7~1.0%(以KVO3)甲烷化床层温度： ≤350℃ 甲烷化出口CO+CO2：≤10ppm(5)

第五篇：布朗合成氨工艺操作

原料气的压缩和脱硫

原料气以35℃，7.8barg进入界区。原料气先经过分离器和过滤器，然后进入原料气压缩机（C-4），原料气经过两端压缩、冷却和分离，最终出口压力为36.5barg。一部分原料气从压缩机的段间抽出作为燃气透平的燃料。脱碳系统来的高压闪蒸气与原料气在压缩机的一段入口混合。

原料气的脱硫分两步完成，先与合成回路来的少量循环氢混合加热到370℃，然后通过一个钴钼加氢反应器（V-5）将有机硫转化为H2S。原料气中所有的H2S在钴钼加氢反应器下游的氧化锌脱硫槽（V-6A/B）中脱除。

离开脱硫槽的原料气中硫含量的期待值小于0.2ppmv。

一段转化

脱硫后的原料气按水蒸汽与碳的比为2.7与蒸汽混合。原料与蒸气的混合气先用高温变换炉出口气预热到415℃，再在一段转化炉对流段进一步加热到550℃，然后进入一段转化炉的催化管，在镍催化剂的作用下，原料气与蒸汽反应生成氢气和碳氧化物。一段转化炉出口气的温度为695℃，压力为30barg，并含有大约30%（mol）未转化的甲烷（干基）。该出口气送至二段转化炉的顶部。

向二段炉提供空气的工艺空气压缩机由燃气透平驱动，538℃的燃气透平排出气用作一段转化炉的燃烧空气。离开一段炉辐射段的热烟道气用来将125barg蒸汽过热到520℃，并预热原料气、一段转化炉入口气、二段转化炉工艺空气和锅炉给水。

二段转化

压缩工艺空气在一段转化炉对流段预热后进入二段转化炉。在二段转化炉的上部，空气中的氧与一段转化炉出口气反应生成碳氧化物和水。

然后该气体混合物气向下通过镍转化催化剂床层。在此，上述氧化反应所放出的热量将更多的甲烷转化为氢和碳氧化物。二段转化炉出口气中甲烷含量约为1.66%（干基），出口气温度为869℃。

二段转化炉出口气在一台能同时产生125barg蒸汽的强制循环废热锅炉中冷却到388℃送往变换。

变换

冷却后的二段炉出口气通过两个并联的高温变换炉触媒床，在此一氧化碳与蒸汽反应生成二氧化碳和氢，大约有67%的一氧化碳被转化。高变炉出口气中一氧化碳的含量约为3.6%（干基）。该气体相继与一段炉入口气及锅炉给水换热，而被冷却到204℃。

然后该气再经过两个并联的低温变换炉触媒床层，在此，残余的大部分一氧化碳转化为二氧化碳。从而使低温变换炉出口气中，残余一氧化碳的含量降为0.38%（干基）。然后该低温变换炉出口气被送到CO2脱除系统。

二氧化碳脱除

低变炉出口气相继经过四个串联的热交换器，冷却到75℃。

工艺气中冷凝下来的水在分离罐V-8中除去并送到工艺冷凝液汽提塔。冷却后的工艺气以75℃进入CO2吸收塔（T-1/T-2），在此工艺气用MEDA溶液洗涤，MEDA溶液进入吸收塔的顶部，气体在第一吸收塔中用半贫液洗涤，大部分CO2被吸收，然后在第二吸收塔（T-2）中用再生后的冷的贫液洗涤，将离开第二吸收塔（T-2）气体中的CO2含量可降到800ppmv。

第一吸收塔（T-1）底出来的富液，先通过一个水力透平回收能量，回收的能量用来驱动一台半贫液循环泵。然后富液被进入吸收塔的原料气预热后进入第一解析塔（T-3）。在此大部分溶解的氢气闪蒸出来，从而可使在第二解析塔(T-4)中所回收的CO2纯度达到99.70%（体积）。闪蒸气在废液洗涤器（T-9）中被少量半贫液洗涤，冷的MDEA溶液返回第一解析塔，放空气返回到原料气压缩机的一段回收氢气。

MDEA 溶液在第二解吸塔（T-4）顶部减压到0.5barg被来自贫液汽提塔顶部的蒸汽汽提。

甲烷化

从CO2吸收塔顶部出来的气体，与甲烷化出口气换热而被预热到316℃（如需要也可在甲烷化炉的开工加热炉内用125barg饱和蒸汽加热），然后该气体进入甲烷化炉，甲烷化炉出口气中残余的碳氧化物低于10ppmv（干基）。

干燥

甲烷化炉出口气首先与甲烷化炉入口气换热，冷却到93℃，然后再用冷却水冷却到37℃，最后用氨冷到4.4℃，这是为了将工艺气中绝大部分的水冷凝下来，以备干燥的工艺气。

深冷净化

干燥器出口气在深冷净化器中与净化合成气及净化装置废气换热，冷却到-129℃然后流经一个透平膨胀机，以除去能量，从而产生深冷净化所需要的冷冻量。膨胀机出口气经过换热进一步冷却，并部分冷凝使其温度降至-175℃，然后进入净化器精馏塔。膨胀机放出的能量，随控制精馏塔底部液位的需要而变化。从精馏塔底部来的液体在精馏塔顶冷凝器壳侧减压使其部分汽化，这样就使精馏塔塔顶流出的物冷却，并使精馏塔产生回流。

精馏塔塔顶冷凝器顶部的净化合成气同净化器入口气换热，而被加热到2.2℃。氢氮比为3:1.净化后的合成气仅残留有0.2%的氩。

压缩

净化合成气在一个三段式压缩机内压缩。循环气在第三段最后一级叶轮前加入到合成气中，该混合气离开压缩机时的压力为151barg。混合气经预热后直接进入氨合成塔。

氨合成

从合成气压缩机来的原料气和循环气先在合成塔进/出口气换热器（E-40A/B）中与第三合成塔出口气换热，使温度从72℃预热到306℃，然后再在E-41中与第一合成塔出口气换热，使温度从306℃加热到380℃，第一合成塔入口气含有大约3.6%的氨。

第一合成塔出口气含有大约11.9%的氨，通过与第一合成塔入口气换热并在废热锅炉中产生125barg蒸汽，其温度冷却到380℃，从第二合成塔出口气中回收的热量产生125barg蒸汽，从第三合成塔出口气回收的热量产生125barg蒸汽并预热第一合成塔的入口气。第一合成塔和第二合成塔出口气中氨浓度分别为17%和21%，第三合成塔出口气进一步用冷却水、循环气和两极氨冷冷却到4.2℃。

在水冷器中，冷凝温度约为50℃时，氨开始冷凝。液氨产品在第一按分离器中回收，并在液氨减压罐中减压到约为36barg，再在液氨收集槽中进一步减压到14barg。第一氨分离器出来的循环气用来冷却合成塔出口气，然后返回到合成气压缩机循环段入口。

进入合成气压缩机的新鲜合成气中惰性气体总含量仅有约0.2%（mol），几乎全是氢气。

冷冻

合成塔出口其中的氨通过17℃和1.6℃两级氨冷，使气氨冷凝，从低位氨冷器出来的气氨进入冰机的第二段。出高位氨冷器的气氨进到冰机的中段，冰机也压缩甲烷化炉出口氨冷器的氨及界区外氨贮存罐闪蒸的气氨。气氨最终被压缩到14.5barg，该压缩后的气氨在用水冷却的氨冷却器冷凝后送到氨收集槽的热氨区。

在氨收集槽中，少量的不凝气通过一个填料段，用来自液氨减压罐4.2℃的液氨洗涤，然后这股不凝气用喷射器抽出并与合成回路的驰放气混合。氨收集槽中冷的液氨用作高位和低位氨冷器及甲烷化炉出口氨冷器的介质。

氨产品

产品氨由氨收集槽抽出，经液氨产品泵送到尿素装置。从氨贮罐来的经升压的少量气氨经C-3压缩、冷凝、冷却后返回到氨贮罐，以维持氨贮罐的液位。