合成氨生产工艺流程

第一篇：合成氨生产工艺流程

合成氨工艺流程

尽管氨合成工艺流程各异，但合成基本原理相同，故有许多相同之处。

由于氨合成率不高，大量氢气、氨气未反应，需循环使用，故氨合成是带循环的系统。

氨合成的平衡氨含量取决于反应温度、压力、氢氨比及惰性气体含量，当这些条件一定时，平衡氨含量就是一个定值，不论进口气体中有无氨存在，出口气体中氨含量总是一定值。因此反应后的气体必须冷凝以分离所含的氨，使循环回合成塔入口的混合气体中氨含量尽量少，以提高氨净值。

当循环系统惰性气体积累达到一定浓度值时，会降低合成率和平衡氨含量。因此，应定期或连续排放定量的循环气，使惰性气体含量保持在要求的范围内。

氨合成系统是在高压下进行的，必须用压缩机加压。管道、设备及合成塔床层压力降以及氨冷凝等阻力的原因，使循环气与合成塔进口气间产生压力差，需采用循环压缩机弥补压力降的损失。

此外，还有反应气体的预热和反应后气体热能的回收等。

工艺流程是上述步骤的合理组合，下图是氨合成的原则工艺流程。合理确定循环机、新鲜气体的补入及惰性气体排放位置以及氨分离的冷凝级数、冷热交换器的安排和热能回收方式，是流程组织与设计的关键。

第二篇：合成氨各工序工艺详细流程

一、合成氨装置工艺流程说明

合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气压缩、氨合成、冷冻工序共7个工序组成。

1.一氧化碳变换工序工艺流程说明

来自煤气化装置的粗煤气(242.25℃ 6.25MPag)进入变换原料气分离器(S04101)，分离夹带的水分，再进入煤气过滤器(S04102)，除去煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器(E04101)加热到280℃左右，后进第一变换炉(R04101)进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器(R04101)换热，在煤气换热器(E04101)中加热煤气化装置来的粗煤气，换热后的变换器进入中压废热锅炉(E04103)中，在此，副产2.6MPa(G)的中压饱和蒸汽，然后在265℃左右进入第二变换炉(R04102)。第二变换炉(R04103)出来的变换气经过中压废锅II(E04102)调温至260℃左右后进第三变换炉(R04103)继续进行反应。出第三变换炉(R04103)的变换气进低压废热锅炉(E04105)副产0.6MPa(G)的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至202℃左右，进入1#变换气分离器(S04104)分离出冷凝液后，变换气继续进入锅炉给水预热器(E04113)降温，在2#变换气分离器(S04104)分离冷凝液后进入除盐水预热器II(E04107),在5#变换分离器(S04110)中分离出冷凝液后继续进入除盐水预热器(E04114)中，此时温度降至70℃，经3#变换气分离器(S04105)后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器(E04108)，冷却至40℃后进入酸性气体脱除工序。

从1#、2#和5#分离器(S0410

3、S0410

4、S04110)出来的高温冷凝液经冷凝液闪蒸槽(S04109)汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵II(P04103A/B)加压后，直接送往煤气化装置。

一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部(冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa)，在冷凝液汽提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量小于10ppm，从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器(E04109)中用循环水冷却到40℃后进尾气分离器(S04107)，尾气分离器(S04107)分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器(S04107)的汽提尾气送火炬焚烧处理。

变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气鼓风机(B04101)加压后，经开工加热炉(F04101)加热至200-400℃后进入各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器(E04110)后进氮气分离器(S04108)，分离出液态水分后进入氮气鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有CS2贮槽(T04101)盛装CS2，做升温硫化用。

2.酸性气体脱除工序工艺流程说明

(1) H2S和CO2的吸收

从变换工序来的变换气(流量253186Nm3/h，温度40℃)，在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔C04207内洗涤到NH3<2ppm。洗氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其内喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器E04201中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物从原料气分离罐S04201中分离出后进入洗涤塔C04201，用甲醇洗涤以脱除酸性气体，当净化气中CO2≤20ppm，总硫<0.1ppm后送往液氮洗装置。

洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液，经水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液(流量283832kg/h )。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标，中间两段为CO2初洗段和主洗段，用经段间换热器E04205，E04206换热冷却后的甲醇(入主洗段-43.92℃，入初洗段-43.30℃)在低温下吸收气体中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分成两部分，一部分送至下塔作为脱除H2S，COS等组分的洗涤液(约占50%，温度-8.74℃)，另一部分经换热器E0

4217、E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33℃左右进入闪蒸罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E0

4219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。

S04203和S04202的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气压缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分H2。

(2) H2S的浓缩

从S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，经节流减压进入C04202塔顶部，闪蒸出大部分CO2气体，其液体作为C04202和C04203塔上部的回流液，洗涤含硫甲醇解析出的H2S组分，回流液流量分配通过FV-04209调整，以确保离开C04202塔顶部产品CO2气和C04203塔顶部尾气中硫含量达标;从S04202底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208调整)和H2S浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h )，在此部分将CO2和H2S从甲醇中解析出来。

收集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制LV-04225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于C04203塔中部集液盘上，经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗涤塔段间冷却器E04206回收冷量后温度升高，进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部，甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节流膨胀进入C04203下塔中部，进一步被减压气提。

为使甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在C04203塔底部通入低压氮(12500Nm3/h)，用N2气破坏原系统内的气液平衡，降低CO2在气相中的分压，使液相中的CO2进一步向气相中释放。经C04203塔解析出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出。

(3)甲醇热再生

从C04203塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的H2S和少量CO2，经泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入热再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P04206送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而气体部分循环至C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。

经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区，热区侧用再沸器E04211提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经泵P04205抽出，在贫甲醇过滤器JF04201中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液汇合在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204，而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分离塔C04205顶部作为该塔的回流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇送至E04201前的原料气管线内。

(4)甲醇/水分离

从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热，经S04208闪蒸后进入C04205塔，参与蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压，在E04220中换热升温后进入C04205塔参与蒸馏;该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参与再生，塔底的蒸馏水经E04220回收热量后，作为废水排放(CH3OH≤0.01%)送至污水处理; C04205塔由再沸器E04215提供热量来维持塔的热平衡。

(5) CO2气和尾气水洗

从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器E042

21、2#甲醇冷却器E042

22、原料气冷却器E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔C04206，同时产自C04202塔的低温CO2气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送往CO2压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水(流量4800 kg/h)洗涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气(50%的左右)进C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。

3.硫回收工序工艺流程说明

来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140℃,进入H2S主燃烧炉(Z05101)，在H2S主燃烧炉(Z05101)中，酸性气和一定比例配入的氧气混合发生燃烧，并与炉内另一股酸气发生H2S的克劳斯反应。

在燃烧炉中主要反应的反应式为： H2S+1/2O2→S+H2O H2S+3/2O2→SO2+H2O 出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热，生成0.6MPa饱和蒸汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器升温至240℃进入一级克劳斯反应器R05101A床层进行催化转化反应，反应器内装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O COS+H2O→H2S+CO2 CS2+2H2O→2H2S+CO2 反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220℃左右进入二级反应器进行二段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至200℃左右进入三级反应器进行三段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130℃回收硫磺，冷凝后的气体进入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生中压蒸汽，尾气降温至180℃左右送往锅炉烟气脱硫系统。

来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101内，呈液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为3~6mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库内码垛贮存。外运时由人工拆垛装车。 4.气体精制工序工艺流程说明

来自酸性气体脱除工序30℃,5.31Mpa(g)的合成气，进入分子筛吸附器(Z04301A)和(Z04301B),在分子筛吸附器中，微量CO2和甲醇杂质被分子筛吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有2台，1台处于吸附状态，另一台处于再上状态(两台吸附器自动切换使用)。吸附器单元采用低压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器(E04301)中的氮气用中压蒸汽加热至约220℃，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30℃后送低温甲醇洗装置作为H2S浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至最小。在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ(E04305)中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔(C04301)。在氮洗塔(CO4301)中，气体中的Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶解吸收，从塔底排出。含有约15mol﹪N2的净化气从塔顶离开。

为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器(EO4303)Ⅰ和原料气/高压氮气冷却器(E04304)中用冷工艺物流冷却，然后进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器Ⅰ(E04304)下游的氮分成两股。一部分继续在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ(E04305)中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进入氮洗塔(C04301)。在气体混合器(M04301)中，另一部分氮作为配比氮经调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中(M04301上游合成气中H2:N2高于3:1)。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱除工序被加热，另一部分在E04303中被加热，被加热后两部分合成气合成一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中H2:N2=3:1，然后送往合成气压缩工序。

离开C04301的液体减压去氢气分离器(SO4301)进行闪蒸。闪蒸气中的H2含量约为1﹪。在换热器E04305，EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器(SO4301)分离出液体减压后，在换热器EO4305，EO4304和EO4303中换热，最后离开液氮洗工序送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器(SO4301)的液体的膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温分离。系统所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸发提供。气相从液相中分离出来后在换热器EO4305，EO4304和EO4303中加热。纯氮可以在大气中释放或者继续用于冷箱。

为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐(DO4302)和火炬气体加热器(EO4306),将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸汽加热后送火炬。

5.合成气压缩工序工艺流程说明

由氮洗单元来的约5.03MPaG,30℃，68605㎏/h的氢氮合成气，经一道带旁路的电动阀后进入合成气压缩机103-J第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26℃，186620㎏/h的循环气汇合后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG，46.8℃，255980㎏/h进入103-J出口管线送出。

103-J设置了二条防喘管线。一条是从120-C返回的来循环气在进103-J三段入口前由防喘阀PV5320控制返回二段入口;另一条是从116-C冷却器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调节。

103-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平衡三段入口与出口之间压力。

在103-J一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411，经排放管线去火炬总管。 在103-J三段出口管线上另设有经PV5330阀去124-C的小循环管线;去机组的高压工艺气密封管线;并设有PRV-103J安全阀，经排放管线去火炬总管。

另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀PV5319和PV5341;放空气送火炬。

6.氨合成工序工艺流程说明

由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽(153-D)进入合成气压缩机(103-J)，新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进出塔热交换器(121-C)来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩至15.5MPaA出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器(121-C)预热后进氨合成塔(105-D)反应。出氨合成塔反应气(温度约441度，氨含量约20%)，经高压锅炉给水预热器(123-C)回收热量后，反应气再进入合成塔进出口换热器预热进塔(121-C)。合成气再经水冷器(124-C)及组合式氨冷器(120-C)冷凝冷却至0度后，进高压氨分离器(146-D)分离冷凝的液氨，分氨后的循环气经组合式氨冷器(120-C)回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇合，重复上述循环。

高压氨分离器(146-D)分离出的液氨进入闪蒸槽(147-D)，通过减压(至1.86MPaA)闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽(149-D),闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器(160-C)冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽(120CF1-120CF2-152-D),气相排放至火炬系统。

当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。

7.冷冻工序工艺流程说明

来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压缩机(105-J)的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后，经氨冷凝器(127-C)冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽(149-D)，溶解于液氨中的惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器(160-C)冷却后排放至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量，制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵(124-J/JA)加压后送尿素装置。

各节点流量、压力、温度如下:

变 换379710 kg/h 压力6.27MPa 温度242.25/40℃ 酸脱282508 kg/h 压力5.87MPa 温度40/-61.5℃ 液氮洗16801 kg/h 压力5.31MPa 温度30/-190℃

压缩68605 kg/h

压力5.03/15.4MPa 温度30/℃

9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450℃

氨压缩机 63668 kg/h

压力2.10MPa 温度40℃

4.2 MPa蒸汽29.0T/H 氨产量(氨冷冻)67843 kg/h 压力2.80MPa 温度40/-31℃ 硫回收8355kg/h 压力0.28MPa 温度30℃ 硫磺1823.8kg/h

第三篇：合成氨工艺

陈昶君化九三

2009011892

1.合成氨生产工艺流程图

(1)煤为源头 工艺路线：

以无烟煤为原料生成合成氨常见过程是:

造气 ->半水煤气脱硫 ->压缩机1，2工段 ->变换 ->变换气脱硫 ->压缩机3段 ->脱硫 ->压缩机4，5工段 ->铜洗 ->压缩机6段 ->氨合成 ->产品NH3

造气过程为以煤为原料，用间歇式固定层常压气化法，反应方程为

煤+氧气→二氧化碳二氧化碳+煤→一氧化碳煤+水蒸气→一氧化碳+氢气

(2)天然气为源头

采用天然气、焦化千气力原料的合成氨生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输入氨库和氨吸收八个工序

(一)脱琉

原料气进入后，首先进入三段脱硫塔.第

一、二段分别采用5—6%Na0H和10。12%Na0H碱洗，第三段采用水洗。在脱硫塔内。气体中大部分无机硫和部分有机硫被碱液吸收，湿法脱硫后的焦化干气由压缩机道往一段转化炉对流段，加热至340—3500C后，进人干法脱硫槽。干法脱硫剂通常采用氧化锰、氧化锌或钴—铜催化剂。经干法脱硫后。焦化干气中的总硫量要求低于3ppm.这里需要进行痕量硫的测定。 (二)转化

经脱硫合格的焦化干气返回对流五段与来自废热锅炉的蒸汽混合，加热至500.610%后，进入一段转化炉(简称一段炉)，控制共水碳比为3.5.4.0。在催化刘作用下原料气转化为氢气、一氧化碳和二氧化碳。反应所需的大量热能由转化炉两倜均匀分布的无焰燃烧喷嘴供给，反应温度控制在760—7的℃;出口气中残余甲烷含量要求小于10%。一段沪出口气与空气压缩机送来的空气相混合，进人二段转化炉(简称二段炉)内燃烧，温度达到900一950。C，在催化捌作用下，甲烷转化成一氧化碳和二氧化碳;二段炉出口气中残余甲烷应小于0.3%。同时获取合成气所需的氮气，并控制氢、氮比在2.8—3.1之问。在整个转化过程要进行原料气的总碳分析和

一、二段炉出口气残余甲烷的分析。 (三)变换

从二段炉出来的气体，进入消化废热锅炉。利用热能获得蒸汽，同时使气体温度降至350—380℃，再进入中温变换炉(简称中变炉)。在中变催化剂作用下，一氧化碳与水蒸气反应生成氢和二氧化碳。一氧化碳含量要求降低到3.5%左右，个变炉出口气体温度达到400。C左右。经过小变炉回收热量产生蒸汽，同时使

1

气体温度降到180—200℃，然后进入低温变换炉(简称低变炉)。在低变偿化剂作用下，一氧化碳进一步发生变换反应，使一氧化碳减到0.3%以下，出口气温度达到200—220℃。此时气体尚含有大量湿热和潜热。这部分热量经锅炉给永加热器和制冷再沸2R恢热，使温度降至40℃左右，送往脱碳系统。在变换过程中主要控制一氧化碳的含量。检查变换效率。 (四)脱碳

由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经本非尔溶液或环丁洲一乙醇胺溶液吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体中央带脱碳液，让共进入洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富他经换热器后.减压送至二氧化碳再生培，用蒸汽加热再沸器，在温度128℃下脱去二氧化碳。为了提高脱碳效率和净化反，主要进行脱碳液酌组分分析和服碳塔出u净化气中二氧化碳的分析。由再生塔顶出来的二氧化族，经空冷器和永冷器，气体温度降至柏℃。再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳掖(贫液)，先进溶液空冷器。冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压。再经溶液水冷器冷却至40℃后。送人二氧化碳吸收塔循环使用。 (五)甲烷化

由吸收塔出来的净化气，先经甲烷化换热器换热，气体温度升高到320℃左右，再进入学烷化加热器，使气体温度提到350℃;然后进入甲烷化炉，在催化刘的作用下一氧化碳、二氧化碳与氢气反应。生成甲烷。甲烷化后出口气中一氧化碳和二氧化碳的总置应小于10ppm。这里需要采用连续自动痕员分析仪，进行测量和控翻。

(六)氨的合成

经压缩后的氢气与循环气混合后进人氨冷凝器上部与氨蒸发器出来的冷气换热。部分氨被冷凝。气体进入氨蒸发器后，被外层的液氨冷却至-2℃左右，返回到冷凝塔的下部。经液氨分离器冷交换后的气体中含氨誊最终降刭3%以下。再进人合成塔，经主换热器换热后。再经催化剂筐内冷却管换热。使温度升至400一450℃后，从中心管进入催化剂后。氨的合成在高温、高压、催化剂作用下进行，反应式如下：3H一-Nf·2NHfrQ。反应后的气体含氨量在18.5%左右，温度为480—530℃，由塔底进入的冷气进行换热。使气体温度降至375℃左右，再进人中置锅炉回收反应热量。气体温度下降到235‘c左右返回合成塔下部，气体经主换热器内冷却至110—130℃。气体出合成塔后，进人u型管水冷器，冷却至35℃左右，部分氨冷凝成液体，经氨分离器分离出液氨后，气体重新返回系统循环。在此需要分析循环气，保证甲烷含量不大于15%，合成塔入口氨含量不大于3%。由冷疑塔氮分离器出来的液氨减压后，送往液氨缓冲槽液氨经 计量表计量后送住氨库.气榴部分送往氨吸收。

2.合成氨反应器

(1)催化剂

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。当采用铁触媒作催化剂时，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。

铁触媒是由融熔的铁的氧化物制成的，它含有钾、钙和铝的氧化物作为稳定剂与促进剂，而且是以氧化态装到合成塔中去的，在进行氨的生产以前，铁触媒

2

必须加以活化，把氧化铁还原成基本上是纯的元素铁。

铁触媒还原期间，合成气是循环通过合成塔的，当反应已经开始进行时，非常重要的是循环气要尽可能地加以冷却(但设备中不能结冰的危险)，把气体中的水份加以冷凝开除去以后再重新进入合成塔，否则，水汽浓度高的气体将进入已经还原了的触媒床，水蒸汽会使已经还原过的触媒和活性降低或中毒，一旦合成氨的反应开始进行，生成的氨就会使冰点下降，这就可以在更低的温度下把气流中的水分除去。另外，温度压力都会影响催化剂活性，一些氧化物如CO等还可能引起催化剂中毒。

(2)工艺条件：

高压法：操作压力70~100MPa，温度为550~650度;中压法：操作压力20~60MPa，温度为450~550度;高压法：操作压力10MPa左右，温度为400~450度。目前中压法技术成熟，经济性较好，被广泛采用。

(3)反应器结构

合成氨反应器是合成氨生产的关键设备，作用是氢氮混和气在塔内催化剂层中合成为氨。由于反应是在高温高压下进行，因此要求反应器不仅要有较高的机械强度，而且应有高温下抗蠕变和松弛的能力。同时在高温、高压下，氢、氮对碳钢有明显的腐蚀作用，使反应器的工作条件更为复杂。

为了适应氨合成反应条件，合理解决存在的矛盾，反应器由内件和外筒两部分组成，内件置于外筒之内。进入反应器的气体(温度较低)先经过内件与外筒之间的环隙，内件外面设有保温层，以减少向外筒散热。因而，外筒主要承受高压(操作压力与大气压之差)，但不承受高温，可用普通低合金钢或优质碳钢制成。内件在500℃左右高温下操作，但只承受环系气流与内件气流的压差，一般只有1~2MPa，即内件只承受高温不承受高压，从而降低对内件材料和强度的要求。内件一般用合金钢制作，塔径较小的内件也可用纯铁制作。内件由催化剂筐、热交换器、电加热器三个主要部分组成，大型氨合成反应器的内件一般不设电加热器，而由塔外加热炉供热。

3.参考文献：

孟岩《合成氨的生产方法以及工艺流程研究》

3

第四篇：合成氨脱硫工艺

合成氨脱硫工艺比较及发展趋势

前言

本论文以“合成氨脱硫工段工艺及发展方向”为题展开叙述。对合成氨和脱硫工艺的发展概况进行了概述。着重详细介绍了脱硫工段的工艺流程、工艺条件、生产原理、技术指标等内容。编写本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。本书在编写过程中得到河北化工医药孙娜老师的指导，在此表示衷心感谢。由于编者自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。

目录

第一章 总 论 概 述

第二章 脱硫方法分类及其基本原理

1、脱硫方法的分类

2、干法脱硫

3、湿法脱硫

4、PDS法

5、其他脱硫方法 第三章

脱硫工艺的发展 第四章 安全操作及注意事项 第五章 三废治理及利用

第一章 脱硫方法分类及其基本原理

第一节 总 论 概 述

氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各 种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨 本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的 85%—90%用于 生产各种氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。 合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态 氮，这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含 氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要 原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷冻剂。 合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、 低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是 在合成氨工业的基础上发展起来的。 所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地 位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中，脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气，无论是天然气、油田气 还是焦炉气、半水煤气都含有硫化物，这些硫化物主要是硫化氢(H2S) 、二硫化碳 (CS2) 、硫氧化碳(COS) 、硫醇(R—SH)和噻吩(C4H4S)等。其中硫化氢属于无 机化合物，常称为“无机硫” 。 天然气中硫经物的含量(标准状态)一般在 0.5—15g/ m3 的范围内，有机硫以硫 醇为主， 在气田经过粗脱磙处理后的天然气， 硫化物的含量 (标准状态) 20—100mg/ 在 m3 左右。

合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高，但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有 H2S 的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸(HSH) ， 腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中 H2S 的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时，硫化物与催 化剂活性中心结合， 就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、 失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂等。

脱硫的任务是除去原料气中的各种硫化物，同时硫是一种重要的资源，应加以回 收和利用。因此，无论原料来源如何，合成氨原料必须首先脱硫。

第二节 脱硫方法

干法脱硫

干法脱硫系指采用固体吸收剂或吸附剂以脱除硫化氢或有机硫。常见的干法脱硫有：氧化铁法、活性炭法、钴-钼加氢和氧化锌法等。由于固体脱硫剂硫容量(单位质量脱硫剂所能脱除硫的最大数量)有限，一般适用于脱低硫且反应器体积较庞大。如果原料气中硫含量较高，吸收剂使用周期短且因再生频繁，操作费用大而变的不利。

活性炭脱硫：活性炭脱除硫化氢的原理。当含有硫化氢和一定比例的氧的煤气，在氨的催化作用下，通过装有活性炭的吸附器时，硫化氢在活性炭的表面上被氧化成单体硫。其反应式为：2H2S+O2=2H2O+2S+Q.氨的作用：它的存在可以激发活性炭的表面能量，从而使硫化氢的吸附成为化学吸附，处于吸附状态并被活化的硫化氢与氧反应生成单体硫，活性炭表面的活化中心得以再生。

活性炭的再生：在吸附器内硫化氢与氧反应生成的硫被活性炭吸附，当吸附的硫量达到一定程度后，其活性表面被覆盖，以致失去活性，此时需要再生。 湿法脱硫

虽然干法脱硫净化度高，并能脱除各种有机硫化物，但硫化剂难于或不能再生，且系间歇操作，设备庞大。因此不适于用作对大量硫化物的脱除。

采用溶液吸收硫化物的脱硫方法通称为湿法脱硫。适用于含大量硫化氢气体的脱除。其优点之一是脱硫液可以再生循环使用并回收富有价值的硫磺。

湿法脱硫方法众多，可分为化学吸收法、物理吸收法和物理-化学吸收法三类。常见的有碳酸钠、氨水和醇胺溶液等吸收硫化氢的方法属化学吸收法;用冷甲醇吸收硫化氢的方法属物理吸收法。依再生方式又可分为循环法和氧化法。循环法是将吸收硫化氢后的富液在加热降压或气提条件下解吸硫化氢。氧化法是将吸收硫化氢后的富液用空气进行氧化，同时将液相中的HS—氧化成单质硫。其过程示意如下：

载氧体(氧化态)+HS—==载氧体(还原态)+S↓

1载氧体(还原态)+O2(空气)==载氧体(氧化态)+H2O

2上述过程是在催化剂的作用下进行的。工业上使用的催化剂有对苯二酚、蒽醌二磺酸钠(简称ADA)、萘醌、栲胶和螯合铁等。

第二章 国内常用脱硫工艺

目前的脱硫工艺主要有 ADA 法、栲胶(TV)法、PDS 法、碱液催化法、等。 1)ADA 法(蒽醌二磺酸钠法，Stretford) 该法以钒作为脱硫的基本催化剂，采用蒽醌二磺酸钠(ADA)作为 还原态钒的再生氧载体， 以碳酸盐为吸收液。 目前全世界内有近 1000 套装置在运行。该方法需要进一步改进之处有： ①悬浮液中硫颗粒小，硫回收困难; ②由于副产物的存在使化学药剂消耗量大; ③脱有机硫和氰化氢的效率差; ④有害废液处理困难，易造成二次污染; ⑤设备腐蚀严重; ⑥有细菌积累。 针对上述问题，通过向脱硫液中加入酒石酸钾(钠) ，少量 FeCl3 和 EDTA 螯合剂起阻止钒酸盐沉淀和稳定溶液的作用而形成了改良的 ADA 法(南化集团研究院) ，ADA 法正在被新的高效脱硫法所取代。 2)栲胶(TV)法 栲胶脱硫法是我国特有的脱硫技术，包括碱性栲胶脱硫(橡碗栲 胶和偏钒酸钠)和氨法栲胶。 栲胶脱硫主要是利用天然栲胶中存在的多羟基芳烃化合物所存 在的酚式及醌式结构互变， 再利用偏钒酸钠进行氧化还原来实现脱硫 的。其特点是资源丰富，价廉易得，运行费用比改良 ADA 法低，脱硫 液腐蚀性小，脱硫效果较好，基本上无硫堵塔问题，但栲胶需熟化处 理，脱硫废液存在钒污染。 3)PDS 法 PDS 是东北师范大学开发的一种新型脱硫催化剂，活性物质为双 核酞菁钴磺酸盐，同时加入助催化剂和碱性物质。该法特点是：脱硫 效率高， 只需 ppm 浓度级的催化剂即可， 无毒; 生成得单质硫颗粒大， 易分离;可脱除部分有机硫。该方法不足之处是有时脱硫效率不太稳 定，绝大部分时间需要复配其它成分一起使用。 4)碱液催化法 碱液催化法脱硫工艺过程比较简单、技术成熟、成本较低，非常 适合较小规模合成氨厂的煤气脱硫。

湿式氧化法脱硫技术是国内化工行业广泛使用的脱硫方法之一，故名思义它是用稀碱液吸收气相中的H2S，在吸收H2S的液相中由于氧化催化剂的作用，将H2S氧化为元素硫并分离回收。因此该技术包括H2S吸收，氧化和硫回收。

脱硫工艺流程

1、气体流程 半水煤气从造气车间出来后，经过洗涤塔除尘、降温，水封后，从脱硫塔的底部 进入塔内，脱硫液从塔顶喷淋而下，水煤气与碱性栲胶溶液在塔内逆向接触，其中的 大部分硫化氢气体被溶液吸收，脱硫后的气体从塔顶出来至气柜。

2、溶液流程 从脱硫塔顶喷淋下来的溶液，吸收硫化氢后，称为富液，经脱硫塔液封槽引出至 富液槽(又称缓冲槽) 。在富液槽内未被氧化的硫氢化钠被进一步氧化，并析出单质 硫，此时，溶液中吸收的硫以单质悬浮状态存在。出富液槽的溶液用再生泵加压后， 打入再生槽顶部，经喷射器高速喷射进入再生槽，同时吸入足够的空气，以达到氧化 栲胶和浮选硫膏之目的。再生后的溶液称为贫液，贫液经液位调节器进入贫液槽，出 贫液槽的贫液用脱硫泵打入脱硫塔顶部，经喷头在塔内喷淋，溶液循环使用。再生槽 浮选出的单质硫呈泡沫悬浮于液面上，溢流至硫泡沫槽内，上部清液回贫液槽循环使 用，沉淀出的硫膏入熔硫釜生成副产品硫磺。

3 硫磺回收流程 再生槽中溢出的硫泡沫经泡沫槽后在离心机分离，得到硫膏，硫膏放入熔硫釜， 用夹套蒸汽加热精制，放出做成 98%纯度的硫磺锭，离心分离出的母液至富液槽回系 统中使用。

第三章 国内脱硫新工艺介绍 第四章 脱硫工艺的发展方向

参考文献 结束语

第五篇：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。