氮肥工艺控制方案

1、氮肥工艺控制方案概述氮肥生产是高能耗的工业，其生产本钱主要取决于系统的能耗，系统能耗除了 与采用的工艺流程有关外，在很大程度上取决于系统控制的算法及稳定性，因此，化肥 生产过程的控制系统对整个生产本钱具有关键意义。氮肥生产系统是由一个个相对独立的单元工段组成的。各单元之间具有密切 关系。上一单元的产品或输出，即为下一单元的原料或输入，各个单元相互紧密联系形 成一个连续的生产过程。各个单元在地域上相互分散，但距离又不很远。整个生产过程 可以分为造气、脱硫、压缩、变换、脱碳、合成、甲醇、尿素等主要单元工段。上 述各单元工段的操作在工艺上密切联系，但在地域上分散、在控制上相对独立。浙江威盛DCS在氮

2、肥生产过程控制方面具有许多特点：生产工艺的优化控制。各单元工艺参数的集中监控。在紧急情况下的遥控措施阀门、马达等。必要的报警和联锁。方便地查阅实时趋势和历史趋势。可以与企业管理网相连，实现数据共享。1、造气造气一般是以块煤为原料，采用间歇式固定层常压气化法，在高温和程控机油 传动控制下，交替与空气和过热蒸汽反响。反响方程式：吹风C+Qf CQ+QCOb+S 2C O-Q上、下吹C+fOg fCO+Hb-QA 吹风阶段吹风阶段的主要作用是产生热量，提高燃料温度B、上吹加氮阶段辻热荼汽"世吒一施凤除尘盘-辻担器-股怩-湍气堆一吒柜空叱一鼓貳机"适弐炉上吹阶段的主要作用是置换炉底

3、空气，吸收热量、制造半水煤气，同时参加局部氮气C、下吹阶段 下吹阶段作用是制取半水煤气，吸收热量，使上吹后上移的气化层下移D二上吹阶段 二上吹的主要作用是将炉底及进风管道中煤气吹净并回收，确保生产平安。E、吹净阶段空弋+豉只机"谨气妒堆凤矗2益过心無慝槪T先汽増.汽距吹净的主要作用是回收造气炉上层空间的煤气及补充适量的氮气，以满足合成氨生产对氮氢比的要求。造气工艺流程图控制方案在生产中，一般均是多个造气炉组成一组。在多台造气炉同时投入运行时，为 了保证造气炉在吹风阶段的风量，必须对造气炉的吹风阶段进行顺序控制。对造气炉进行吹风排序，也就是要实现吹风时间自寻优及动态跟踪。下面以4个造气

4、炉为例加以说明：当任启动一个造气炉， 或任意停止一个造气炉，其吹风间歇时间随之改变。 启动或停止造气炉之后，各炉都要进行重新调整，按照计算的时间进行初始化，即各炉 在对应时间重新从第一个工序循环下去，其原理框图如下：化时词比拟器il丁刊4旳二L卅仓吹冷啊吹贰_厂匚上吹十吹浄了才円可启动造适炉 运轩旳时阖I悽炉初始J 化时间工 2二时J启动造汽炉运行的时同皈器苣气炉该炉初嬌化旳问“I尹再二t吹吹护耳吹風Y归£时硏尸舸启鳩气炉 运疗的时同4个造气炉吹风排序原理框图弟询苗的览廿计间初始化原理框图控制效果采用DCS系统控制一组多台造气炉的运行，可实现对造气炉吹风排序的优 化控制，并可对温度压

5、力等数据进行实时采集、调节，从而使炉况长期稳定，煤气气质 明显提高，到达节能增效目的。DCS的应用还可防止因人工的随意性和误操作而引发事故，并有利于企业全面数据管理。10个造气炉吹风排序造气炉控制图T *,*= *参数控制图温度参数图温度趋势图含量趋势图报警事件管理平安管理系统造气策略组态图2、变换工艺简介经过压缩有一定压力的半水煤气先经过油水别离器，除去煤气中的油物。然后进入饱和塔的下部与热水进行交换后升至一定温度，经过气水别离器别离出煤气中的水份。去除水分的煤气进入预热交换器，与中变炉出口的高温煤气进行两次热交换后，进 入中变炉，在触媒的催化作用下，煤气中的一氧化碳发生反响，生成二氧化碳，

6、中变炉 的炉体内有三层反响区，在正常的工艺状况下，第一层的反响温度控制在450C左右，第二层反响温度控制在 400C左右，第三层的反响温度控制在380 C左右。反响后出中变炉的变换气进入与入口水煤气进行热交换的两级热交换器后，再进入低变炉使变换气中的一氧化碳进一步变换，经过两次变换的水煤气成为合格的变换气后，经热水塔，冷 却塔之后送入下一工段进行后续处理。变换工艺流程图控制方案在变换工段中，比拟典型的控制回路包括入变换气汽比调节，中变炉煤气副线流量调节，中变炉中段温度喷水控制，中变炉下段温度喷水控制，饱和塔液位控制，水 分出口煤气温度的调节等几局部。入变换蒸汽流量与入变换半水煤气流量的比值调节

7、采用先进控制器，比照值控制器的给定值进行修正， 并设置煤气流量变化速率控制器来防止在系统加减量时，中变炉出口 co超标，到达汽气比控制的目的。中变炉的上、中、下段温度调节和水分出口煤气的温度控制采用经典调节模式PID、前馈、串级调节等。入气汽比调节框图妣值4H mm +_爭SV目念1蛤定值1入中喪炉煤台制线猛量 中夷炉上段温度中瑚上中变炉上段温度调节框图蒯濫值 m FID腳节 *嚮出至执fr机柚执看良懺中变炉中段/下段温度控制、饱和塔液位控制框图水分出口温度串级调节框图调节操作画面操作记录画面流量比值调节趋势3、脱碳工艺简介含有一定浓度CO2的变换气进入吸收塔内。气体中CO2被逆流流下的碳酸丙

8、烯酯所吸收。净化CO2气脱至所要求的浓度由塔顶排出，成为可供用户使用的工艺气。 吸收C02后的碳酸丙烯酯富液经涡轮机回收能量后，在高压闪蒸槽内闪蒸。高压闪蒸液再到减压槽进行减压闪蒸。减压闪蒸汽相含浓度较高的CO2可供用户使用。减压闪蒸液在气提塔内经空气气提再生， 再生后的碳酸丙烯酯贫液经循环液泵送回吸收塔循环使 用。气提空气由通风机从气提塔塔底送入。高压闪蒸汽中含CO2及局部工艺气。高压闪蒸汽可全部或局部返回压缩与原料气集合，以回收氮气和氢气脱碳过程中，入脱碳塔贫液的流量，将直接影响二氧化碳在脱碳塔中的溶解度。 流量过小，原料气中的 CO2不能被充分吸收；流量过大，能耗增加。闪蒸槽的液位和压

9、力，对于原料气的 回收再利用有重要作用，它不仅可以回收闪蒸汽里的氮气和氢气， 还可以减少碳酸丙烯酯的损失。脱碳后煤气送入下一个工段进行进一步处理。脱碳工艺流程图脱碳控制图表控制方案在脱碳工段中，典型的控制回路包括：脱碳塔液位控制，闪蒸槽液位控制，降 温塔液位控制，闪蒸气压力控制，以及加氧手动控制。在脱碳整个控制中没有复杂调节 系统，全部采用的是单回路 PID调节模式。液位调节操作画面圖5 僮脱碳液位趋势图4、合成工艺简介目前国内大多数中小氮肥企业均采用中压法氨合成工艺，其合成压力为31.4MPa。合成塔的直径一般为 8001200mm将压缩送来的合格精炼气在适当的温度、压力和触媒存在的条件下合

10、成为氨, 所得气氨经冷却水及液氨冷却，冷凝为液氨，并将液氨从氢氮气中别离出来，未合成的 氢氮气补充局部新鲜气继续在合成系统内循环合成。合成氨工艺流程图合成工艺流程图川|料*门丹|nr-二二a冷凝工艺流程操作画面氨合成塔操作画面控制方案氨合成工段中主要工艺参数的优化控制非常重要，直接影响合成氨的产量和消耗指标。控制方案以降低吨氨消耗为目标，控制参数为催化剂温度、惰性气体的含量、 氨冷出口温度及氨冷器、冷交换路、氨别离器的三大液位。氢氮比调节：氢氮比自调是合成控制中的难点，从造气到合成的滞后时间，开满量时，一般 小化肥厂为30分钟，开联醇为45分钟。正确认识从造气到合成整个流程中氢比演变规 律是搞

11、好调节的根底。规律主要为二点；从造气到合成塔入口根本为纯滞后，各点氢比 测量曲线呈简单相似现象，并含有一定的容量滞后，合成塔塔前塔后氢比信号呈微积分 关系。记录各测量点氢比偏差记录曲线，据此可发现演变规律，监视分析调节效果，计 算开表数据，以此数据二维查表控制阀门输出能到达较好的控制效果。合成塔内触媒层热点温度控制合成塔各催化剂层热点温度的控制，是采用调节未反响的冷气体参加量的方法 来控制各段温度，由于反响温度比拟容易稳定，所以一般采用手动遥控。循环气氨冷器出口温度和液位控制为了更好地控制温度；采用串级控制方案，以温度回路为主回路，液位为副回 路。为了保证液位，当液位超限时，切断串级回路，使回

12、路的串级状态切换为副回路的 自动状态；确保液位在平安值内。循环气氨冷器出口温度和液位控制原理框图新鲜气氨冷器液位控制在新鲜气氨冷器液位调节系统中，水位测量值与给定常数进行 结果调节氨冷液位调节阀开度，从而维持氨冷液位恒定。PID运算，运算氨别离器的液位控制、冷交换器的液位控制、废热锅炉的液位控制，这几个回 路采用单回路控制。单回路调节框图触媒层各口温度趋势甲烷、氢气、C02 CO含量趋势图5、甲醇工艺简介甲醇是重要的有机化工原料， 又是优良的能源载体。近代工业甲醇生产主要以 天然气、煤炭为原料转化和气化制得，我国目前年产5万吨和10万吨的生产装置大都是以煤炭为原料制得。甲醇的生产一般分为合成和

13、精馏两个工段。1、甲醇合成：脱碳岗位送来的净化气和循环机来的循环气在油别离器混合， 经油水别离器别离油水， 剩余的原料气分主副线进入合成塔合成生成粗甲醇气，借助于 铜基催化剂的作用，CO CO2和H2进行化合反响生成甲醇， 经冷凝到醇别离器别离得粗 甲醇，减压后送中间槽，不凝气体一局部加压循环使用，一局部经高压水洗塔水洗掉夹 带的甲醇经铜洗送入氨合成系统，粗甲醇送精馏。流程图如下：甲醇合成工艺流程图甲醇精馏工艺流程图2、甲醇精馏：甲醇的精馏工艺，多数采用两塔流程，少数生产规模较大的厂 采用三塔流程，年产5-10万吨的装置一般都采用两塔流程。粗醇经预塔给料泵加压经 粗醇预热器加热到65C左右进初

14、塔，同时初塔再沸器用蒸汽加热使塔内液体蒸发，甲醇及其他轻组分的蒸汽由塔顶蒸出，冷凝后打回流。控制出气温度40-45 C,塔釜温度75-85 C；塔顶温度60-65 C。经预塔底出来的预后甲醇给主塔，主塔再沸器加热使塔底温度控制在104-120 C,塔顶出气温度控制在 65-70 C,在塔顶采出回流液即精醇；合 格后送精醇储槽。流程图如上： 控制方案在合成工段一般设有以下一些调节回路：合成塔温度控制、醇分液位控制、水 洗塔液位控制、粗醇中间槽液位和驰放气压力控制。其中以合成塔温度较为难控，合成 塔温度一般有12个检测点，选用以下调节方式，能够很好的保护触媒。拮一jus 一r-址理奇展p古灯T 1

15、 U|*t合成塔触媒温度调节框图其他各回路均采用单回路控制，目前国内一般均采用低压法生产，驰放气压力控制在0.6Mpa左右。调节框图如下：在精馏工段一般设有以下一些调节回路：排气冷凝器出口压力、进精馏蒸汽压力、预塔回流槽液位、预塔液位、主塔回流槽和主塔液位、预塔给料流量、主塔回流流量、预塔回流液进口温度、预塔循环再沸器出口温度、主塔回流液进口温度、主塔循环 再沸器出口温度、预塔给料温度。采用单回路均能到达很好的控制效果Fa自型税知值；盹给定値；验0伽F八I- 自动t V1 L I 1 I L i醇汾液位调节画面触媒温度调节画面合成塔触媒温度趋势V*：KB-漳1.注百11 |4 tn.»

16、;,I1 L1- KJ1液位趋势图七鼻3d£B b_J*JK JKL .JI Hr i.w| 炮,» wnII 4-dK-.u '-ifan12 Kir- fii aix舟巴3*.娶战lit BEm t« -狂巾Hi百谕m； EAiiIQ E t111、*希目镭twnb> IV i-uV-cAViiiuiyi1 . P w-.沽讥.龟HIEI-ci. edb ii-a | hI* 1. pJ lft.h F- -Xl-窗弋hE五ii4h| c_川五*itntFni atari* ' *"+ J "I 8 '&quo

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18、J-31叮二U冃严|11帀F 厂1 -r 厂 尸卩参数表6尿素工艺简介尿素的生产原理是氨与二氧化碳的合成，生产方法有水溶液全循环法、气提法、 中压联尿法，小氮企业大多采用水溶液全循环法。其反响方程式为：2NH3液+CO 气C0 NH 2 液+H0 液+Q二氧化碳压力为 20.69MPa,温度为125C经压缩机压缩进入合成塔，从一 吸塔送来的90C甲铵液经一甲泵加压至 20.69MPa送入合成塔，液氨在氨预热器中加热 至60C送入合成塔，在合成塔中进行合成反响。在反响的过程中，合成塔的操作压力为19.6 MPa，温度为186-191 C，整个反响过程 CO的转化率在63%左右。出尿素合成塔 的反

19、响液含有尿素、甲铵、过剩氨和水，出来后经过压力调节阀减压至1.77MPa进入预蒸馏塔上部，在此别离出闪蒸气体后，液体自流到中部蒸馏段，与从一分加热器出来的 热气逆流换热，使液相中的局部甲铵分解与过剩氨蒸出、气化进入气相。预蒸馏后的尿 液自蒸馏下部流入一分加热器，物料温度控制在155-160 C,在此甲铵的分解率到达80%,总氨蒸出率到达90%。从一分加热器出来的尿液进入预蒸馏塔下部的别离器进行 气液别离，液相自塔底排出，经减压后送至二分塔。尿液在二分塔上部闪蒸后，液体经 过液体别离器进入蒸馏段，与下别离段出来的气相逆流接触换热，出蒸馏段的尿液从底 部进入加热段的列管内，物料温度控制在135-1

20、40 C,使甲铵根本分解，气液混合物进入下别离段进行气液别离，尿液经液位调节阀入闪蒸槽。在闪蒸槽中液相剩余的氨和二 氧化碳大局部逸入气相，尿液直接进入一段蒸发器或流入尿液槽。尿液经一段蒸发加热 器下部热能回收段和上部蒸汽加热段加热到130C，压力控制在0.033MPa 绝压，这时浓度提高至96%。尿液经一段蒸发器别离段出来去二段蒸发器，在0.0033 MPa 绝 压、140 C的条件下被浓缩成 99.7 %的熔融尿素，经别离段别离后，熔融尿素由熔融 泵送往造粒塔顶部的旋转喷头进行造粒。成尉热1HHMCTIg ：-1AJMLFlUKE QtSI IWJIUL JLMLULnL'JUnililEL l»FE_1 厂 =1 i 1 尸 :I " -