1、氮肥工藝控制方案概述氮肥生產是高能耗的工業，其生產本錢主要取決于系統的能耗，系統能耗除了 與采用的工藝流程有關外，在很大程度上取決于系統控制的算法及穩定性，因此，化肥 生產過程的控制系統對整個生產本錢具有關鍵意義。氮肥生產系統是由一個個相對獨立的單元工段組成的。各單元之間具有密切 關系。上一單元的產品或輸出，即為下一單元的原料或輸入，各個單元相互緊密聯系形 成一個連續的生產過程。各個單元在地域上相互分散，但距離又不很遠。整個生產過程 可以分為造氣、脫硫、壓縮、變換、脫碳、合成、甲醇、尿素等主要單元工段。上 述各單元工段的操作在工藝上密切聯系，但在地域上分散、在控制上相對獨立。浙江威盛DCS在氮

2、肥生產過程控制方面具有許多特點：生產工藝的優化控制。各單元工藝參數的集中監控。在緊急情況下的遙控措施閥門、馬達等。必要的報警和聯鎖。方便地查閱實時趨勢和歷史趨勢。可以與企業管理網相連，實現數據共享。1、造氣造氣一般是以塊煤為原料，采用間歇式固定層常壓氣化法，在高溫和程控機油 傳動控制下，交替與空氣和過熱蒸汽反響。反響方程式：吹風C+Qf CQ+QCOb+S 2C O-Q上、下吹C+fOg fCO+Hb-QA 吹風階段吹風階段的主要作用是產生熱量，提高燃料溫度B、上吹加氮階段辻熱荼汽"世吒一施鳳除塵盤-辻擔器-股怩-湍氣堆一吒柜空叱一鼓貳機"適弐爐上吹階段的主要作用是置換爐底

3、空氣，吸收熱量、制造半水煤氣，同時參加局部氮氣C、下吹階段 下吹階段作用是制取半水煤氣，吸收熱量，使上吹后上移的氣化層下移D二上吹階段 二上吹的主要作用是將爐底及進風管道中煤氣吹凈并回收，確保生產平安。E、吹凈階段空弋+豉只機"謹氣妒堆鳳矗2益過心無慝槪T先汽増.汽距吹凈的主要作用是回收造氣爐上層空間的煤氣及補充適量的氮氣，以滿足合成氨生產對氮氫比的要求。造氣工藝流程圖控制方案在生產中，一般均是多個造氣爐組成一組。在多臺造氣爐同時投入運行時，為 了保證造氣爐在吹風階段的風量，必須對造氣爐的吹風階段進行順序控制。對造氣爐進行吹風排序，也就是要實現吹風時間自尋優及動態跟蹤。下面以4個造氣

4、爐為例加以說明：當任啟動一個造氣爐， 或任意停止一個造氣爐，其吹風間歇時間隨之改變。 啟動或停止造氣爐之后，各爐都要進行重新調整，按照計算的時間進行初始化，即各爐 在對應時間重新從第一個工序循環下去，其原理框圖如下：化時詞比擬器il丁刊4旳二L卅倉吹冷啊吹貳_廠匚上吹十吹浄了才円可啟動造適爐 運軒旳時闔I悽爐初始J 化時間工 2二時J啟動造汽爐運行的時同皈器苣氣爐該爐初嬌化旳問“I尹再二t吹吹護耳吹風Y歸£時硏尸舸啟鳩氣爐 運療的時同4個造氣爐吹風排序原理框圖弟詢苗的覽廿計間初始化原理框圖控制效果采用DCS系統控制一組多臺造氣爐的運行，可實現對造氣爐吹風排序的優 化控制，并可對溫度壓

5、力等數據進行實時采集、調節，從而使爐況長期穩定，煤氣氣質 明顯提高，到達節能增效目的。DCS的應用還可防止因人工的隨意性和誤操作而引發事故，并有利于企業全面數據管理。10個造氣爐吹風排序造氣爐控制圖T *,*= *參數控制圖溫度參數圖溫度趨勢圖含量趨勢圖報警事件管理平安管理系統造氣策略組態圖2、變換工藝簡介經過壓縮有一定壓力的半水煤氣先經過油水別離器，除去煤氣中的油物。然后進入飽和塔的下部與熱水進行交換后升至一定溫度，經過氣水別離器別離出煤氣中的水份。去除水分的煤氣進入預熱交換器，與中變爐出口的高溫煤氣進行兩次熱交換后，進 入中變爐，在觸媒的催化作用下，煤氣中的一氧化碳發生反響，生成二氧化碳，

6、中變爐 的爐體內有三層反響區，在正常的工藝狀況下，第一層的反響溫度控制在450C左右，第二層反響溫度控制在 400C左右，第三層的反響溫度控制在380 C左右。反響后出中變爐的變換氣進入與入口水煤氣進行熱交換的兩級熱交換器后，再進入低變爐使變換氣中的一氧化碳進一步變換，經過兩次變換的水煤氣成為合格的變換氣后，經熱水塔，冷 卻塔之后送入下一工段進行后續處理。變換工藝流程圖控制方案在變換工段中，比擬典型的控制回路包括入變換氣汽比調節，中變爐煤氣副線流量調節，中變爐中段溫度噴水控制，中變爐下段溫度噴水控制，飽和塔液位控制，水 分出口煤氣溫度的調節等幾局部。入變換蒸汽流量與入變換半水煤氣流量的比值調節

7、采用先進控制器，比照值控制器的給定值進行修正， 并設置煤氣流量變化速率控制器來防止在系統加減量時，中變爐出口 co超標，到達汽氣比控制的目的。中變爐的上、中、下段溫度調節和水分出口煤氣的溫度控制采用經典調節模式PID、前饋、串級調節等。入氣汽比調節框圖妣值4H mm +_爭SV目念1蛤定值1入中喪爐煤臺制線猛量 中夷爐上段溫度中瑚上中變爐上段溫度調節框圖蒯濫值 m FID腳節 *嚮出至執fr機柚執看良懺中變爐中段/下段溫度控制、飽和塔液位控制框圖水分出口溫度串級調節框圖調節操作畫面操作記錄畫面流量比值調節趨勢3、脫碳工藝簡介含有一定濃度CO2的變換氣進入吸收塔內。氣體中CO2被逆流流下的碳酸丙

8、烯酯所吸收。凈化CO2氣脫至所要求的濃度由塔頂排出，成為可供用戶使用的工藝氣。 吸收C02后的碳酸丙烯酯富液經渦輪機回收能量后，在高壓閃蒸槽內閃蒸。高壓閃蒸液再到減壓槽進行減壓閃蒸。減壓閃蒸汽相含濃度較高的CO2可供用戶使用。減壓閃蒸液在氣提塔內經空氣氣提再生， 再生后的碳酸丙烯酯貧液經循環液泵送回吸收塔循環使 用。氣提空氣由通風機從氣提塔塔底送入。高壓閃蒸汽中含CO2及局部工藝氣。高壓閃蒸汽可全部或局部返回壓縮與原料氣集合，以回收氮氣和氫氣脫碳過程中，入脫碳塔貧液的流量，將直接影響二氧化碳在脫碳塔中的溶解度。 流量過小，原料氣中的 CO2不能被充分吸收；流量過大，能耗增加。閃蒸槽的液位和壓

9、力，對于原料氣的 回收再利用有重要作用，它不僅可以回收閃蒸汽里的氮氣和氫氣， 還可以減少碳酸丙烯酯的損失。脫碳后煤氣送入下一個工段進行進一步處理。脫碳工藝流程圖脫碳控制圖表控制方案在脫碳工段中，典型的控制回路包括：脫碳塔液位控制，閃蒸槽液位控制，降 溫塔液位控制，閃蒸氣壓力控制，以及加氧手動控制。在脫碳整個控制中沒有復雜調節 系統，全部采用的是單回路 PID調節模式。液位調節操作畫面圖5 僮脫碳液位趨勢圖4、合成工藝簡介目前國內大多數中小氮肥企業均采用中壓法氨合成工藝，其合成壓力為31.4MPa。合成塔的直徑一般為 8001200mm將壓縮送來的合格精煉氣在適當的溫度、壓力和觸媒存在的條件下合

10、成為氨, 所得氣氨經冷卻水及液氨冷卻，冷凝為液氨，并將液氨從氫氮氣中別離出來，未合成的 氫氮氣補充局部新鮮氣繼續在合成系統內循環合成。合成氨工藝流程圖合成工藝流程圖川|料*門丹|nr-二二a冷凝工藝流程操作畫面氨合成塔操作畫面控制方案氨合成工段中主要工藝參數的優化控制非常重要，直接影響合成氨的產量和消耗指標。控制方案以降低噸氨消耗為目標，控制參數為催化劑溫度、惰性氣體的含量、 氨冷出口溫度及氨冷器、冷交換路、氨別離器的三大液位。氫氮比調節：氫氮比自調是合成控制中的難點，從造氣到合成的滯后時間，開滿量時，一般 小化肥廠為30分鐘，開聯醇為45分鐘。正確認識從造氣到合成整個流程中氫比演變規 律是搞

11、好調節的根底。規律主要為二點；從造氣到合成塔入口根本為純滯后，各點氫比 測量曲線呈簡單相似現象，并含有一定的容量滯后，合成塔塔前塔后氫比信號呈微積分 關系。記錄各測量點氫比偏差記錄曲線，據此可發現演變規律，監視分析調節效果，計 算開表數據，以此數據二維查表控制閥門輸出能到達較好的控制效果。合成塔內觸媒層熱點溫度控制合成塔各催化劑層熱點溫度的控制，是采用調節未反響的冷氣體參加量的方法 來控制各段溫度，由于反響溫度比擬容易穩定，所以一般采用手動遙控。循環氣氨冷器出口溫度和液位控制為了更好地控制溫度；采用串級控制方案，以溫度回路為主回路，液位為副回 路。為了保證液位，當液位超限時，切斷串級回路，使回

12、路的串級狀態切換為副回路的 自動狀態；確保液位在平安值內。循環氣氨冷器出口溫度和液位控制原理框圖新鮮氣氨冷器液位控制在新鮮氣氨冷器液位調節系統中，水位測量值與給定常數進行 結果調節氨冷液位調節閥開度，從而維持氨冷液位恒定。PID運算，運算氨別離器的液位控制、冷交換器的液位控制、廢熱鍋爐的液位控制，這幾個回 路采用單回路控制。單回路調節框圖觸媒層各口溫度趨勢甲烷、氫氣、C02 CO含量趨勢圖5、甲醇工藝簡介甲醇是重要的有機化工原料， 又是優良的能源載體。近代工業甲醇生產主要以 天然氣、煤炭為原料轉化和氣化制得，我國目前年產5萬噸和10萬噸的生產裝置大都是以煤炭為原料制得。甲醇的生產一般分為合成和

13、精餾兩個工段。1、甲醇合成：脫碳崗位送來的凈化氣和循環機來的循環氣在油別離器混合， 經油水別離器別離油水， 剩余的原料氣分主副線進入合成塔合成生成粗甲醇氣，借助于 銅基催化劑的作用，CO CO2和H2進行化合反響生成甲醇， 經冷凝到醇別離器別離得粗 甲醇，減壓后送中間槽，不凝氣體一局部加壓循環使用，一局部經高壓水洗塔水洗掉夾 帶的甲醇經銅洗送入氨合成系統，粗甲醇送精餾。流程圖如下：甲醇合成工藝流程圖甲醇精餾工藝流程圖2、甲醇精餾：甲醇的精餾工藝，多數采用兩塔流程，少數生產規模較大的廠 采用三塔流程，年產5-10萬噸的裝置一般都采用兩塔流程。粗醇經預塔給料泵加壓經 粗醇預熱器加熱到65C左右進初

14、塔，同時初塔再沸器用蒸汽加熱使塔內液體蒸發，甲醇及其他輕組分的蒸汽由塔頂蒸出，冷凝后打回流。控制出氣溫度40-45 C,塔釜溫度75-85 C；塔頂溫度60-65 C。經預塔底出來的預后甲醇給主塔，主塔再沸器加熱使塔底溫度控制在104-120 C,塔頂出氣溫度控制在 65-70 C,在塔頂采出回流液即精醇；合 格后送精醇儲槽。流程圖如上： 控制方案在合成工段一般設有以下一些調節回路：合成塔溫度控制、醇分液位控制、水 洗塔液位控制、粗醇中間槽液位和馳放氣壓力控制。其中以合成塔溫度較為難控，合成 塔溫度一般有12個檢測點，選用以下調節方式，能夠很好的保護觸媒。拮一jus 一r-址理奇展p古燈T 1

15、 U|*t合成塔觸媒溫度調節框圖其他各回路均采用單回路控制，目前國內一般均采用低壓法生產，馳放氣壓力控制在0.6Mpa左右。調節框圖如下：在精餾工段一般設有以下一些調節回路：排氣冷凝器出口壓力、進精餾蒸汽壓力、預塔回流槽液位、預塔液位、主塔回流槽和主塔液位、預塔給料流量、主塔回流流量、預塔回流液進口溫度、預塔循環再沸器出口溫度、主塔回流液進口溫度、主塔循環 再沸器出口溫度、預塔給料溫度。采用單回路均能到達很好的控制效果Fa自型稅知值；盹給定値；驗0伽F八I- 自動t V1 L I 1 I L i醇汾液位調節畫面觸媒溫度調節畫面合成塔觸媒溫度趨勢V*：KB-漳1.注百11 |4 tn.»

16、;,I1 L1- KJ1液位趨勢圖七鼻3d£B b_J*JK JKL .JI Hr i.w| 炮,» wnII 4-dK-.u '-ifan12 Kir- fii aix舟巴3*.娶戰lit BEm t« -狂巾Hi百諭m； EAiiIQ E t111、*希目鐳twnb> IV i-uV-cAViiiuiyi1 . P w-.沽譏.龜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

17、t;Man Hiur1：3材書A 沾I"' 5i A JV占 *H. wIrtl litIf f*林i護:抽-囲w-e *1扯世3 a%.H rrztl'ill 411 ITiM.in.*?!1工*Il II41J.DTTUrn杓皿II. Ell：5 MJW 1TliFgwf;Ua»V丁曲y山酎W科T列IML t3TA4A1JR再出伸u曲禹tl%Jlh 上Mir. k7VifriM:,ii'b 任ZU -KTTRgULAmJi a-ddLT二北.MRgiiiidgiPFW ITT U . FTj.-sr.AWlUHF二4% kit i：- Vi|+*

18、J-31叮二U冃嚴|11帀F 廠1 -r 廠 尸卩參數表6尿素工藝簡介尿素的生產原理是氨與二氧化碳的合成，生產方法有水溶液全循環法、氣提法、 中壓聯尿法，小氮企業大多采用水溶液全循環法。其反響方程式為：2NH3液+CO 氣C0 NH 2 液+H0 液+Q二氧化碳壓力為 20.69MPa,溫度為125C經壓縮機壓縮進入合成塔，從一 吸塔送來的90C甲銨液經一甲泵加壓至 20.69MPa送入合成塔，液氨在氨預熱器中加熱 至60C送入合成塔，在合成塔中進行合成反響。在反響的過程中，合成塔的操作壓力為19.6 MPa，溫度為186-191 C，整個反響過程 CO的轉化率在63%左右。出尿素合成塔 的反

19、響液含有尿素、甲銨、過剩氨和水，出來后經過壓力調節閥減壓至1.77MPa進入預蒸餾塔上部，在此別離出閃蒸氣體后，液體自流到中部蒸餾段，與從一分加熱器出來的 熱氣逆流換熱，使液相中的局部甲銨分解與過剩氨蒸出、氣化進入氣相。預蒸餾后的尿 液自蒸餾下部流入一分加熱器，物料溫度控制在155-160 C,在此甲銨的分解率到達80%,總氨蒸出率到達90%。從一分加熱器出來的尿液進入預蒸餾塔下部的別離器進行 氣液別離，液相自塔底排出，經減壓后送至二分塔。尿液在二分塔上部閃蒸后，液體經 過液體別離器進入蒸餾段，與下別離段出來的氣相逆流接觸換熱，出蒸餾段的尿液從底 部進入加熱段的列管內，物料溫度控制在135-1

20、40 C,使甲銨根本分解，氣液混合物進入下別離段進行氣液別離，尿液經液位調節閥入閃蒸槽。在閃蒸槽中液相剩余的氨和二 氧化碳大局部逸入氣相，尿液直接進入一段蒸發器或流入尿液槽。尿液經一段蒸發加熱 器下部熱能回收段和上部蒸汽加熱段加熱到130C，壓力控制在0.033MPa 絕壓，這時濃度提高至96%。尿液經一段蒸發器別離段出來去二段蒸發器，在0.0033 MPa 絕 壓、140 C的條件下被濃縮成 99.7 %的熔融尿素，經別離段別離后，熔融尿素由熔融 泵送往造粒塔頂部的旋轉噴頭進行造粒。成尉熱1HHMCTIg ：-1AJMLFlUKE QtSI IWJIUL JLMLULnL'JUnililEL l»FE_1 廠 =1 i 1 尸 :I " -