天然气制氢基本工艺关键技术作业规程

天然气制氢装置工艺技术规程

1.1装置概况规模及任务

本制氢装置由脱硫造气工序、变换工序、PSA制氢工序组成

1.2工艺路线及产品规格

该制氢装置已天然气为原料，采取干法脱硫、3.8MPa压力下蒸汽转化，一氧化碳中温

变换，PSA工艺制得产品氢气。

1.3消耗定额(lOOONnr?氢气作为单位产品)

序号“可单位小时消耗量单位消耗备注

1天然气Nm338976453

2原料天然气Nm335840417

3燃料天然气Nm3313636.5

4电KWh3584.0241.67

5脱盐水吨119.41.39

2.1工艺过程原料及工艺步骤

2.1.1工艺原理

1.天然气脱硫

本装置采取干法脱硫来处理该原料气中硫份。为了脱除有机硫，采取铁铳系转化吸收型

脱硫催化剂，并在原料气中加入约1-5%氢，在约400c高温下发生下述反应：

RSH+H2=H2S+RH

H2S+MnO=MnS+H2O

经铁钵系脱硫剂初步转化吸收后，剩下硫化氢，再在采取氧化锌催化剂作用卜发生卜.述

脱硫反应而被吸收：

H2S+ZnO=ZnO+H2O

C2H5SH+ZnS+C2H5+H2O

氧化锌吸硫速度极快，所以脱硫沿气体流动方向逐层进行，最终硫被脱除至O.lppm以

下，以满足蒸汽转化催化剂对硫要求。

2.蒸汽转化和变换原理

原料天然气和蒸汽在转化炉管中高温催化剂上发生燃一蒸汽转化反应，关键反应以下:

CH4+H2O=CO+3H2-Q(1)

•氧化碳产氢CO+H2O=CO2+H2+Q(2)

前一反应需大量吸热，高温有利于反应进行；后一反应是微放热反应，高温不利于反应

进行。所以在转化炉中反应是不完全。

在发生上述反应同时还伴有一系列复杂付反应。包含燃类热裂解，催化裂解，水

合，蒸汽裂解，脱氢，加氢，积碳，氧化等。

在转化反应中，要使转换率高，残余甲烷少，氢纯度高，反应温度要高，但要考

虑设备承受能力和能耗，所以炉温不宜太高。为缓解积碳，增加收率，要控制较大水碳

比。

3.改变反应反应方程式以下：

CO+H2O=CO2+H2+Q

这是一个可逆放热反应，降低温度和增加过量水蒸气，全部有利于变换反应向右

恻进行，变换反应假如不借助于催化剂，其速度是很慢，催化剂能大大加速其反应速度。

使最终co浓度降到低程度，且为生产过程中废热利用发明了良好条件

4.变氏吸附原理

变压吸附简称PSA,是对气体混合物进行提纯工艺过程。该工艺是以多孔性固体物质（吸

附剂）内部表面对气体分子物理吸附为基础，在两种压力状态直接工作可逆物理吸附过

程。它是依据混合气体中杂质组分在高压下含有较大吸附能力，在低压下又有较小吸附

能力，而理想组分W不管在高压下还是在低压下全部含有较小吸附能力原理。在高压

下，增加杂质分压方便将其尽可能多吸附于吸附剂上，从而达成高产品纯度；吸附剂解

析或再生在低压下进行，尽可能降低吸附剂上杂质残余量，方便在下个循环再次吸附杂

质

2.1.2步骤简图（附图）

2.1.3步骤简述

1.脱硫步骤和设备

天然气为原料，H2s只有几十ppm和少许有机硫（20-30ppm）,所以采取步骤为：在一

个钻钥加氢器后串两个氧化锌脱硫槽。加热关键是（原料天然气达成脱硫反应温度

355400"。设在一段炉对流段低温蒸汽过热蒸汽过热器以后一个原料预热盘管组，利

用烟气余热进行加热。

来自界区天然气经进入原料气分离器（F1101）分离掉其中液体，分为两股，一股作为燃料

气和来自PSA制氢工序尾气在燃料气分离器（F1102）混合后去对流段余热；一股作为

原料天然气，配入来自中温变换后氢气，进入原料气压缩机J1101,压缩到22Kg/cm2左

右，进入一段转化炉对流段余热盘管，预热到427℃,并用未预热副线调整到350-400C,

再送入加氢转化器D1101

原料天然气在加氢转化器内反应后，串联经过两个氧化锌脱硫槽D1103A、B中使

天然气硫含量降低至O.lppm以下。这两个槽任何一个全部能够作为第一个槽，也能够

只使用一个槽，另一个更换脱硫剂，经过脱硫气体送入一段炉。

2.转化步骤

脱硫后天然气配入中压蒸汽，达成一定水碳比（3.5左右），进入一段炉对流段混

合气预热盘管，加热到500℃,送到一段炉辐射段顶9根上集气管。每根上集气管又把

气体分配到42根转化炉管中，共378根，内装催化剂。气体在管内边吸热边反应，到

转换管底温度达成820℃o每一排横竖42根炉管气体汇合于一根水平下集气管。下集气

管也是9,各有一根上升管。反应后气体沿9根上升管上升，继续吸收部分热量。

在一段炉对流段分别设置：

混合器预热器

烟气废锅

蒸汽过热器

原料气预热器

锅炉给水预热器

燃料气预热器

助燃空气预热器

充足P1收烟气热量提升一段炉总热效率。

一段炉出口转化气温度约为813℃,甲烷含量约9.7%（干基），经输气管（107-D）进入

二段转化炉（103-D）,二段转化炉仅作为通道使用，在二段炉水夹套作用下，一段转化

气温度降低到约789℃,在第磔热锅炉（101-CA/B）和第二废热锅炉（102-05回收

热量后，温度降低至约371C去改变工序。

3.变换原理

转化气进入高变炉（D1102）,高变炉中装填了铁系高温变换触媒，在高温变换触媒中发

生变换反应，大部分一氧化碳和蒸汽反应生成二氧化碳和氢气，离开高温变换炉工艺气

中一氧化碳含量降低到约2.2%（干基）。为使变换反应更靠近平衡，高温变换炉出口气

依次经过高变换废热锅炉（103-0和高变气锅炉给水预热器（0108-CM）回收热量后,

在约220-230℃进入装有铜触媒小低变（104-DB1）深入发生变换反应，从小低变出来变

换气经过高变炉出气锅炉给水预热器（106・C）回收热量后，进入到低变炉（104-DB）

深入发生变换反应，低低变换炉出口一氧化碳含量降低到0.24%（干基），送往脱碳工序。

4.PSA

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）低压下吸附量减小（解吸组份）特征。将原料气在压力下经过吸附剂床层，

相对于氢高沸点杂质组份被选择性吸附，低沸点组份氢不易吸附而经过吸附剂床层（作

为产品输出），达成氢和杂质组份分离。然后在减压下解吸被吸附杂质组份使吸附剂取

得再生，已利于下一次再次进行吸附分离杂质。这种压力下吸附朵质提纯氢气、减压下

解吸杂质使吸附剂再生循环便是变压吸附过程。

多层变压吸附作用在于：确保在任何时刻全部有相同数量吸附床处于吸附状态，

使产品能连续稳定地输出；确保合适均压次数，使产品有较高提取率。

在变压吸附过程中，吸附床内吸附剂解吸时依靠降低杂质分压实现，本装置采取方

法是：常压解吸

降低吸附床压力（泄压）

逆放解吸

冲洗解吸

图2-1示意说明吸附床吸附、解吸过程。

C'

D顺向放压

C

预而效应/

吸吸

留附

，南

量

QiB

A升压

PoPlP2

吸附压力

真大

图2-明吸附床吸附、解吸过程

空气

升压〜一B）：

压

经解…生后吸附床处于过程最低压力P】，床内杂质吸附量为Q1（A点）。在此条件

下用产品组份升压到吸附压力%,床内杂质吸附量Ch不变（B点）。

吸附过程（B-C）：在恒定吸附压力下原料气不停进入吸附床，同时输出产品组份。吸附

床内杂质组份吸附量逐步增加，当抵达要求吸附量Q（C点）时停止进入原料气，吸附

终止。此时吸附床内仍预留有一部分未吸附杂质吸附剂（如吸附剂全部吸附杂质，吸附

量可为Q,U点）。

顺放过程（C-D）：

沿着进入原料输出产品方向降低压力，流出气体仍为产品组份用于别吸附床升压或

冲洗。在此过程中，随床内压力不停下降，吸附剂上杂质被不停解吸，解吸杂质由继续

被未充足吸附杂质吸附剂吸附，所以杂质并未离开吸附床，床内杂质吸附量5不变。

当吸附床降压至D点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为P2。

逆放过程（D-E）：

开始逆着进入原料气输出产品方向降低压力，直到变压吸附过程最低压力Pi（通常

靠近大气压力），床内大部分吸附杂质随气流排出塔外，床内杂质吸附量为

冲洗过程（B-A）：依据试验测定吸附等温线,在压力％下吸附床仍有一部分杂质吸附量，

为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力深入降低。在此利用顺放气冲洗床层不停降

低杂质分压使杂质解吸。经一定程度冲洗后，床内杂质吸附量降低到过程最低量Qi时.，

再生终止。至此，吸附床完成一次吸附-解吸过程，再次升压进行下一次循环。

经过冷却、分水后中变气进入装有吸附剂吸附器，吸附除去氢气以外其它杂质

（H2O\CO\CO2\CH4）,使气体得以净化。

净化后工业氢纯度大于99.9%（V/V）,以恒定流量和压力经过氢气压缩机（110-J）

外送。供直接液化装置。

吸附剂再生得到尾气，经脱附气缓冲罐F7003,稳定后经过PIC7007多出部分由

PIC7005放空进火炬后，进入螺杆压缩机0115-J/JT送转化做燃料

6工艺冷凝液回收

变换气分离罐中分离下来工艺冷凝液经工艺冷凝液泵（109-J/JA）加压，和汽提后工

艺冷凝液在工艺汽提冷凝液换热器（130-CA/CB）中换热后进入工艺冷凝液汽提塔（103-E）

顶部。汽提蒸汽自工艺冷凝液汽提塔底部进入，将工艺冷凝液中溶解微量氨、二氧化碳

和醇汽提出来，用作工艺蒸汽。汽提后工艺冷凝液经过汽提冷凝液锅炉给水换热器

（131-0深入回收热量，并经工艺冷凝液水冷器（0105-CM）冷却后送出界区，开车或

操作不正常时电导率超标工艺冷凝液去污水处理。

7、脱盐水系统

温度40c压力0.6MPa脱盐水从界区来，经贫液锅炉给水换热器1107-C温度升至

72℃,大约40%经汽提冷凝液锅炉给水换热器131-C换热至105℃,和剩下脱盐水混合

后经净化器水冷器换热至94c进入除氧器101-UM,经过注联胺和热力除氧去除夹带氧

离子温度升至115℃,经过注氨水调整PH值后进入汽包给水泵0104-J/JA送入汽包。

8、蒸汽系统

锅炉水经过101-CA/CB,102-C及烟气废热锅炉生产高压蒸汽（温度313.8C,压力

103MPa）,高压蒸汽经一段炉对流段蒸汽过热盘管，温度过热至420℃,再经脱氧水减

温减压后温度降至350c压力降至3.8MPa供工业蒸汽及各蒸汽透平用。部分中压蒸汽

经再次减温减压，压力降至035MPa温度200C用作除氧用蒸汽。在开工阶段，启用透

平及表面冷凝器则需引用外来中压及低压蒸汽。

2.1.4装置辅助系统

2.1.4.1仪表风系统

界区来仪表空气经流量计FRQ5060进入仪表风罐0107-FM缓冲后送到装置各用户。当

仪表风压力PAL5061压力低时PSLL报警后连锁停车。

2.1.4,2循环水系统

循环水自界区火，温度28度压力0.5MPa分别进入各冷却点

冷却设备用量T/H

0102-J269

0105-CM225

0104-CM34

1109-C,H10-C

0116-CM63

0106-CM152

101-JCM2240

0110-J/JA134.2

0115-J102

PSA装置1.6

油系统及其它150

返回温度升至38℃,压力降至0.3MP&

2.1.43火炬系统

原有放空燃气及放空气进入火炬罐0119FM稳压后进入火炬管烧掉。

2.1.4.4氮气系统

从界区来氮气有两种，一个是中压用于高压系统吹扫和气密。另一个是

5.2MPaN2,

0.8MPa低压氮气用于平时吹扫。

2.2装置控制指标

2.2.1原料质量指标

1.原料天然气

组成体积％

CH496.30%

C2H60.787

C3HS0.114

C4H100.033

C5H120.008

N20.559

He0.024

CO22.17

总硫2.89mg/m3

压力正常值1.45MPa

2.2.2燃料指标

222.1燃料天然气

同原料天然气

2.2.2.2燃料尾气

出口温度120

尾气流量113O3.65kg/h

组成(MOL%)

H238.89

co1.37

co20.48

49.96

CH4

9.42

H2O

0.88

N2

2100.00

2.2.3产品质量指标

氢气组成以下

299.6

H2

CO+CO2W20.0PPm

N2+CH4W0.4

出口温度40c

出口压力2.4MPa

产品流量85885Nm3/h

2.23.1二段炉转化气指标

温度789JC

压力31.6bar

流量209344.22Nm3/h

出69.85%

co9.84%

co210.49%

CH49.66%

2.2.33高变气指标

温度415.8℃

流量20934422Nm3/h

71.94%

H2

CO2.19%

C0216.71%

CH48.99%

压力29.7bar

2.23.4低变气指标

温度2236c

流量20934422Nm3/h

H272.48%

CO0.24%

co21831%

CH48.82%

压力28.5bar

2.23.5脱碳气指标

温度4or

流量10829751Nm3/h

H288.66%

CO0.29%

co20.1%

CH410.81%

压力25.8bar

2.2.3.6PSA产品气指标

项目单位指标

进装置温度℃20-40

进装置压力MPa2.55

氢纯度%(V/V)>99.6

CH4%(V/V)$0.002

CO%(V/V)W0.001

co2%(V/V)<0.0001

2.23.7外输蒸汽指标

本装置生产10P3.9MPaT350c

2.2.4三剂及化学药品物化性质及控制指标

2.2.4.1磷酸三钠

2.2.4.2氨

含量10-35%密度0.91

2.2.43联胺

密度1.01闪点38爆炸极限2.9-98.0

2.2.4.4五氧化二机

密度3.35能助燃

224.5二乙醇胺

密度1.09可燃闪点137爆炸极限169.8%

2.2.4.6碳酸钾

密度2.43

2.2.5关键工艺操作条件

项目仪表位号单位控制范围

原料天然气压力PIC5002MPa1.35-1.55

原料压缩机出口压力PIC27MPa4.2

燃料混合罐压力PIC5063MPa0.3

加氢反应器入口温度TI1051℃350-380

加氢反应器床层温度TI1138-1143℃W400

脱硫反应器入口温度TI1143330-380

脱硫反应器出口温度TI0052TI0055℃330-370

水碳比H/C1013.S-4.5

配比蒸汽温度TI1002℃323

转化炉入口温度TI1003490-510

转化炉出口温度TRC1117750-820

中变反应器入口温度TRC0010℃310-370

中变反应器出口温度TI1197℃W424

小低变入口温度TI5030c220-235

小低变床层温度TI5O31-5O36cW250

低变入口温度TRC1053℃205-220

TI1012-1016

低变床层温度W250

1108

入1104-C低变气温度℃223.6

低变气入1105-C温度TI1019c165

低变气入C02吸收塔温度℃121

出C02吸收塔净化气温度TI1054℃71

去PSA净化气温度TI5050C40

富液出C02吸收塔温度TI1136119

贫液出再生塔温度TI1113℃121

半贫液出再生塔温度TI4017C119

半贫液出闪蒸槽温度C110

出再生塔C02气体温度TI1023C101

进再生塔顶酸性冷凝水温度TI1137"C40

进C02吸收塔顶贫液温度℃71

入C02吸收塔底低变气压力MPa2.77

出C02吸收塔顶净化气压力MPa2.6

出C02再生塔C02气压力MPa0.165

入C02吸收塔顶贫液流量FIC5Kg/h149900

入C02吸收塔半贫液流量FIC67Kg/h1119000

入C02再生塔富液流量Kg/h1323986

C02吸收塔出口C02含量V%<0.1%

中压蒸汽温度TRC5192℃350-400

PRC51915197

中压蒸汽压力MPa3.5-4.0

5202

PSA原料温度TI7002C20-40

PSA原料压力PI7002MPa23-2.6

高压蒸汽压力PRC5192MPa8.0-10.5

高压蒸汽温度TI0085℃420

低压蒸汽压力PRC5194MPa0.35

低压蒸汽温度TIC52025191r200

进C02吸收塔中部半贫液温度c110

226公用工程及界区条件

2.2.6.1

项目温度（C）压力(MPa)

新鲜水常温>0.30

生活用水常温>0.30

循环冷水<32>0.45

循环热水>42>0.35

公用风常温>0.60

仪表风常温>0.60

氮气常温>1.6

l.OMPa蒸汽>200>0.80

消防水常温>1.0

脱盐水>25>1.0

0.5MPa蒸汽>150>0.40

管网燃料气>40>0.50

226.2氮气条件

纯度99.99%

氯含量<10ppm

露点-70℃

2.2.63工艺用脱盐水

PH值6.2-7.5

电导率（25℃）WO.2s/cm

硬度0

含SQW0.02mg/l

铁<0.02mg/l

铜<0.003mg/l

2.2.6.4仪表及工厂空气

仪表空气

压力MPa温度℃

机械设计值1.060

最大操作值0.8<40

正常操作值0.7<40

最小操作值0.55<40

露点温度冬季：-40℃夏季:-20℃

含油<10mg/m3(O.Olppm)

含尘<1mg/m3

工厂空气

压力MPa温度℃

设计值1.060

最大操作值0.8<40

正常操作值0.6<40

最小操作值0.4<40

2.2.7消耗指标

序单位产品消

名称单位小时消耗量备注

号耗量

1天然气Nm338976453

2原料天然气Nm335840417

3燃料天然气Nm3313636.5

4电KWh3584.0241.67

5脱盐水T119.41.39

6冷却水T5425.863.09

7蒸汽(3.9MPa)Kg1139.5

8工艺冷凝液Kg50892591.7

备注：

1）设计规模：按一段炉最大能力进行设计

2.3装置物料平衡（见附表）

2.4生产控制分析项目

序号分析项目控制指标分析频率

1原料气：组成1次/天

2两套脱硫器反应器出口：硫含量<0.00005%(V/V)1次/天

转化气：组成

3CH4<10.5%(V/V)1次/班

4中变气；组成CO<3.3%(V/V)1次/班

5低变气：组成CO<0.3%(V/V)1次/班

净化气：组成

6C02<0.1%(V/V)1次/班

7产品气：组成H2299.6%(V/V)1次/班

8溶液：组成1次/天

9脱氧水：含氧量^0.015mg/l1次/天

10高压炉水：PH、PO产9-11,<30mg/l2次/班

11酸性水：PH、COD7-10.<0.03%1次/天

12饱和中压蒸汽：SQ2W20ug/Kg1次/周

过热高压蒸汽：

13SiO2W20ug/Kg1次/周

序

项目单位估计数值

号

1PHMg/L7-9

2CODMg/L200-250

3BODMg/L60-75

4石油类Mg/LW100

5完氮Mg/LW60-75

6硫化物Mg/LW0.5

7酚Mg/LW0.5

8氯离子Mg/L<700

9硫酸根离子Mg/L<850

10总硬度Mg/L<750

11总碱度Mg/LW750

12浊度W30

13溶解性固体Mg/LW3000

2.5仪表控制方案及关键仪表性能

2.5.1仪表控制方案

1.1转化系统

控制点控制目标控制方法控制指标

PIC-4002（鼓风机提供转化炉捽制器PIC-4002经过捽制阀氧含量分析仪

压力控制）辐射段在正PV-4002控制鼓风机透平转速而达AIA-5010/AIA-5011

常生产中炉成控制鼓风机出口风压目标，风压分析值为3-5

内燃料燃烧高低直接表现在空气进料多少，从

所需氧量而提供燃料燃烧所需氧量。

PIC-4005（一段炉控制炉膛负控制器PIC-4005经过控制阀PV4005PIC-4005指示值

辐射段压力控压在合理范控制引风机透平转速来达成控制炉5mmH2O

制）围膛负压目标

PIC-5063（一段炉控制一段炉控制器PIC-5063经过调整压力控制燃料气压控指示

燃料气压力控转化气出口阀PV-5063控制燃料混合罐压力。PIC-4002压力

制）温度转化气出口温度调整是依靠燃料进-0.25MPa,转化气

气量调整来控制，主控制时转化炉温度控制TICI-117

出口温度控制器TICI-117,从控制时指示值813c

天然气燃料压力控制器PIC-5063,

二者采取串级控制

MIC-0011（对流控制一段炉经过手动控制器MIC-0011调整过对流段各预热过

过热段燃料流量对流过热段热段燃料流量来控制对流过热段温热段所需12点温

手控）温度度，和烟道燃料压力控制器组成混度在控制范围

合控制，控制对流段各预热过热段

温度。

PIC-5066（烟道燃控制一段炉控制器PIC-5066经过控制阀烟道气温度指示

料压控）FRC-5063烟道气温度PV-5066调整燃料进烟道烧嘴压力，值1000C,过烟囱

（过热段燃料流来控制进烟道燃料量多少从而控制温度指示值130℃

量控制）烟道气温度，达成调整对流段温度

目标，PIC-5066和FRC-5063组成串

级控制系统，主控制是FRC-5063

FRC-0002（转化反控制转化反控制器FRC-0002经过控制阀水碳比控制正常

应蒸汽用量流量应所需适宜FV-0002调整蒸汽流量控制水碳比。值为3.5

控制）水碳比正常生产情况下，水碳比调整是一

个百分比控制系统，主控制为原料

压缩机出口流量控制器FRC-00C1,

从控制是FRC-0002依据原料天然气

量多少来调整

LIC-0028/LIC-0029控制第一废控制器LIC-0028/LIC-0029经过控制液位指示值为

（第一废液锅夹锅水夹套液液位控制阀LV-008/LV-0029调整水100%

套水液位控制）位夹套中夹套水液位

LIC-0025（二段炉控制二段炉控制器LIC-0025经过控制液位控制液位指示值为

夹套水液位控水水夹套液阀LV-0025调整水夹套中夹套水液100%

制）位在合理范位

围内

1.1高低温变换系统

控制点控制目标控制方法控制指标

TIC-010（出第二控制转化气控制器TIC-0010经过控制第二废锅转化气入高变温

废锅转化气温度入高变炉温旁路温度控制阀TV-0010调整入高控TIC-1110指示

控制）度温变换炉转化气温度值371c

TRC-0011（如小低控制进小低控制器TRC-0011经过控制高变废入小低变

变温控）变气体温度热锅炉副线调整阀TV-0011来调整TRC-0011温控指

入小低变气体温度示值210c

TRC-5039（低变炉控制进低变控制器TRC-5039经过控制106-C副入低变TRC-5039

温控）炉气体温度线调整阀TV-5039来调整入低变炉温控指示值220,C

气体温度

LIC-0078（变换气控制变换气工艺冷凝液泵（109-J/JA）出口管技分离罐液位控制

分离罐液位控分离罐液位调整器UC-4019和液位排放线上调值50%

制）在合理范围整器LIC-0078经过分程控制方法控

内制调整阀LV-4019和调整阀LV-0078

动作

1.2脱碳系统

2.5.2关键操作条件

转化炉操作条件

项目控制参数控制点控制方法

一段炉转化管压差MPa（A）0.42PDI-0055

转化管入口工艺气预热温度C510TR1-3MIC-0011和PIC-5066

一段炉转化管出口温度℃813TE1-117PIC-5063

一段炉入口水碳比3.5FIC-0001FIC-0002

二段转化炉出口温度（789Tll-85TR1-90

第二废锅后转化气温度℃371TICA-0010TICA-0010

燃料气去烧嘴温度C185TI-5061MIC-0011和PIC-5066

烟道气出对流段温度℃130TI1-61

燃料气去烧嘴压力MPa0.25PI-5074PIC-5063

一段转化炉顶负压5mm比0PT68PT4006PT4005PICA4005

2.5.3连锁逻辑一览表

联锁逻辑位号I-101B

联锁名称一段炉联锁

逻辑描述保护一段炉炉管，一段炉熄火

联锁起因联锁值联锁动作

一段炉辐射段炉膛负压高高PV5063关

PS4006V5065-1关

燃料气总管压力高高PS5065V5065-2关

燃料气总管压力低低PS5065V5065-3关

鼓风机出口压力低低PS4001

联锁逻辑位号I-101B

联锁名称转化联锁

逻辑描述系统紧急停车

联锁起因联锁值联锁动作

水碳比低低HCS切断原料FV1SP71

全厂紧急手动停车切断返氢FV5003

MSI-101B关去PSA阀V5051

接一段炉联锁I-101B低变炉联锁SP5开启

汽包液位低低LS5090SP4SP4A关闭

仪表风压力低低PS5061实施101B联锁

PSA停车

汽包上水LV1关闭

联