在操作条件相同的情况下，水解塔气相温度越高，水含量越大。从水解塔的个点温度是可判断出水解效果的，这需要较为丰富的现场生产经验。首先要熟悉本厂的操作条件，将解吸-水解作为系统考虑。工艺冷凝液中各种组分的高低，本厂长期的数值，如尿素的组分高，即使水解塔塔底的温度达到指标，此时气相温度也偏低；如第一解吸塔不正常，进水解塔的氨增加，气相温度也会偏低，要相应增加水解塔的蒸汽量。从解吸塔可判断水解塔；从水解塔可判断解吸塔。工艺指标的变化不是孤立的，他们是相互影响、相互制约的。具体要根据本厂的实际情况，做出定量的判断。为别人厂指导，只能做定性的判断。

变换系统铵盐结晶： 水煤气中含有一定量的nh3, 氨的来源主要是texaco 气化时的冷激水和洗涤水。净化系统变换的冷凝液送到气化系统作为气化炉的补充用水。同时, 水煤气中含有少量氮气, 经过变换系统时, 在催化剂的作用下和气体中的氢气反应而生成极少量的氨。这些氨在高浓度二氧化碳存在下, 反应生成碳铵化合物, 在温度较低时, 就有结晶析出。在变换系统的几个部位, 都发生过铵盐结晶现象。1变换气分离器出口溶液自调阀、前后切断阀及导淋阀堵塞问题净化系统自投运开车后, 就经常出现变换气分离器液位高限、出口自调阀卡, 以致无法调节的现象, 严重时连导淋也无法疏通, 这种情况在冬季温度低时更容易发生。在检修中, 发现结晶物为一种白色固体, 它易溶于水, 且加热分解, 分解物有氨的刺激性气味, 初步认为它是碳铵结晶物。先在变换气分离器出口阀处加一伴热蒸汽管, 后来改为套管式加蒸汽, 可以基本解决堵塞问题。2冷凝液气提塔出口管开车后不久, 出现冷凝液气提塔超压的现象, 塔顶放空也无效, 并时常因超压导致气提塔顶部垫子漏气。在大修时, 发现冷凝液气提塔出口气体管道前弯头处堵塞严重, 于是也加了一段伴热蒸汽管。但是因为再生气温度控制在30℃左右, 且再生气送到硫回收的管线有200 多米,气体散热较快, 于是酸性气管线也多次堵塞, 就出现了酸性气压力超压、硫回收被迫切气、现场放空的现 象。因此, 将气体塔顶放空气单独引管至硫回收烟囱放空, 并加以套管保温, 这样可以保证气体的畅通。3 有机硫水解槽后至脱硫系统部分有机硫水解槽后至脱硫系统部分稍开的导淋阀只要有液体出现, 必定会有结晶物。最初采用的方法是保持导淋阀稍开, 以持续不断地从系统中排出乳白色结晶物, 但同时也会排放工艺气体, 造成不必要的浪费; 后采用提高温度的办法, 破坏了结晶生成的条件, 结晶物堵塞该部分管道的问题也就可以彻底得到解决。4 变换气水冷器变换气水冷器处也很易形成铵盐结晶, 经过摸索, 通过调节变换气分离器出口气体温度在28℃~35℃, 基本可以避免结晶堵塞, 在大修中可以对其进行清理

在一定的条件下，空速增加，气体与催化剂的接触时间减少，出合成塔的气体中氨的含量降低。例如；在29.4mpa、475℃下反应，空速由10000 h-1增加到20000 h-1、40000 h-1，出塔气氨含量由25%降到21.5%、16.2%。这看来对生产不利，但由于空速的提高，单位时间内通过催化剂的气体增加，则氨的实际产量增加。在一定条件下，空速由10000 h-1增加到20000 h-1、40000 h-1，催化剂生产能力由1950kgnh3/(h•m3)增加到3340、4280、5040 kgnh3/(h•m3)。由此看来增加空间速度可以提高氨的产量。但由于空间速度的增加，每生产一吨氨所需的循环气量，输送气体所需克服的阻力等都要增大，因而消耗的能量也随之加大。尤其是空间速度过大，从合成塔出来的气体带出的热量增多，会使催化剂床层的温度难以控制，并使循环气中氨不易冷凝。

闪蒸槽利用负压将饱和的尿素溶液通过压降，使溶液中的氨、二氧化碳、水变为气相，提高尿素溶液的溶度，闪蒸槽的压力通过其气相管上的压力调节阀控制，调节阀后与一段所蒸发的气相一起进入蒸发一段冷凝器，所以它的有压力控制还包括冷凝器的循环水控制、一段喷射器的蒸汽用量、压力控制、一段破真空阀的控制、当然还与一段的运行工况有一定联系。尿液经闪蒸槽后进入尿素溶液储槽，储槽与大气相通，因此若储槽的液位很低，闪蒸槽可能会破真空，当然在正常运行时，只要控制好，这种可能性的发生概率不是很大，工艺冷凝液储槽的液位与尿液储槽的液位对闪蒸槽的压力影响一样。当然，闪蒸槽的压力控制高于一段，因它是在绝热条件下闪蒸，因此温度会下降，若压力控制不好，尿液可能会结晶。 1# 罗虎15185080221

压力： 压力对反应过程有极大的影响，从反应式可以看出氨合成反应是分子数减少和体积缩小的反应，按平衡转移原理增加压力，平衡向体积缩小的方向移动，亦即向正反应方向进行，氨平衡产量就高，降低压力平衡就向逆反应方向移动，氨平衡产率就低，可见增加压力对氨的合成有利，所以，氨合成反应是在高压下进行的。 温度： 氨合成反应是一个放热反应，根据平衡转移原理，提高温度可使平衡向吸热方向移动，亦即向逆反应方向移动。降低温度平衡向放热方向移动，亦即向正反应方向移动，也就是说单从反应平衡考虑，在较低温度下进行合成反应将有利于氨的合成，相同温度下平衡产率对比如下： 30mpa压力下，反应温度400℃平衡产率为47% 30mpa压力下，反应温度500℃平衡产率为26.44% 反应物与生成物浓度： 根据平衡转移原理，增加反应物浓度或降低生成物浓度可使反应平衡向生成物的方向转移，反之向反应物的方向转移。所以，增加反应物h2和n2的浓度或降低生成物nh3浓度有利于氨的合成，另外，以反应式知，氨合成反应是三分子h2和一分子n2合成为二分子nh3，因此当h2/n2= 3 ：1时，氨的平衡产率最高。 惰性气体ch4、ar不能参加合成反应，而相应降低了h2、n2的有效分压，并且降低了h2、n2混合物的浓度，将会使平衡混合物中氨含量显著降低，其降低的程度随浓度变化较相应的h2与n2的分压降低的等级量大。 实际生产中我们采用一方面补充新鲜混合气（增加h2、n2浓度），一方面用冷凝、分离的方法除去生成的氨（降低nh3浓度）使反应向着生成氨的方向进行，将未反应的h2、n2混合气体循环使用。 反应速度： 在单位时间内，一定工艺条件下，由氢氮合成的浓度的变化称为氨合成反应浓度。在氨合成生产中，具有一定的平衡浓度必须同时具备较高的反应速度，才有实际意义，所以加快反应速度对提高合成氨产量起着更重要的作用。 各种反应条件对反应速度的影响。 温度： 氨合成反应速度要求温度愈高愈好，温度升高，加速了氮的活性吸附，同时使氮氢分子的能量增加，运动速度加快，增多了氮和氢的接触机会，使氨合成反应速度加快，但是温度升高对反应平衡不利，将会降低氨的平衡产率，粗略的讲，就在远离平衡的条件下，温度升高使氨产率提高，但在接近平衡时，温度升高将导致氨产率降低，所以在实际生产中，温度的选择应全面考虑，对反应平衡，反应速度及触媒活性的影响。 压力： 压力升高、气体体积缩小，密度增大，单位体积内活化分子数增加，从而使氮、氢分子间碰撞机会和次数增加，合成反应速度也因此加快，提高压力对氨合成反应平衡和反应速度都是有利的。 触媒： 氨合成必须在触媒存在的条件下才能进行，在其它条件一定时，反应速度取决于活化能的大小，触媒与反应物形成中间产物，最后再形成生成物，改变了反应历程，降低了活化能，从而使反应速度大大加快，触媒存在，使反应速度加快，缩短了达到平衡的时间，但不能改变化学反应平衡而提高氨的平衡产率。 综上所述，可以得出氨合成反应条件的简单结论。 a．压力愈高，愈有利于氨的合成。 b．选择适当温度，以使其具有较高的氨平衡产率，同时有较快的反应速度，从而使氨平衡达到最佳状态。 c．选择高活性氨合成触媒，以加快反应速度。 d．不断补充新鲜氢氮混合气，保持h2/n2= 3 ：1左右，尽量减少惰性气含量，及时冷凝，分离出生成的氨。

楼主介绍的是一种含硫污水单塔加压汽提、侧线抽氨的工艺，该技术不仅能消除污水中疏、氨对环境的污染，而且能使氨与硫在汽提过程中以分离，并加以回收利用。 该技术的原理是：在汽提条件下，汽相中的nh3、h2s是以分子状态存在。在一定温度、压力条件，nh3和h2s分子比大于5时，则溶液中99.8％的h2s是以h2s溶液的形式被固定在液相，从而使侧线抽出的富氨气体，经冷凝可得到高纯度的氨。硫化氢的溶解度小于氨。但饱和蒸汽压力比同温度的氨大得多，故其相对挥发度比氨大得多，因此只要溶液中有一定的游离硫化氢，则与其相平衡的气相中硫化氢浓度就很高，所以在温度较低的汽提塔顶能够获得含氨很少的高浓度硫化氢气体。 任何两个相同工艺技术的装置，实际运行过程中，各实际运行指标是不可能完全相同的。因此，对于楼主提到的问题，可根据上述原理在实际操作中去进行摸索，去不断优化指标。不过，在摸索过程中，其调整或优化运行指标必须以其工艺原理为指导。这是自己的一点经验之谈，仅供参考。

https:///thread-247674-1-1.html 论坛中这位回答的较全面，你可以参考。uid168096 氨汽提法 1971年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的约100套尿素装置，所建装置中最大生产能力为3200吨/日。 该法主要操作指标如下： ——合成塔：压力15.2mpa，温度188℃， nh3/co2=3.5, h2o/co2=0.67，转化率65%。 ——汽提塔：压力14.75mpa，温度207℃。 ——中压分解：压力1.8mpa，温度158℃。 ——低压分解：压力0.48mpa，温度138℃。 ——水解器：压力3.45mpa，温度235℃。 该法主要特点如下： ——合成回路中氨过剩量高，合成塔nh3/co2分子比为3.3~3.6。增加了合成塔中co2生成尿素的转化率，增加了合成塔停车封塔时间，减少了腐蚀及防腐空气量。 ——合成回路设备布置在地面上。该法用甲铵喷射器循环甲铵液，合成塔及高压甲铵冷凝器布置在地面上，节省了投资，安装和维修方便。 ——汽提塔使用钛或双金属加热管，减少了防腐空气用量，可在30~40%负荷下操作。 ——热回收好。中压分解气部分冷凝热用于浓缩尿素溶液，低压分解气部分冷凝热用于预热液氨，蒸汽冷凝热用于预热甲铵液，工艺冷凝液处理后用作锅炉给水。 司塔米卡帮公司的co2汽提法(传统和改良型工艺) 1967年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的co2汽提装置约100多个，是目前世界上建厂数最多的生产方法。所建装置中最大生产能力为3250吨/日。 该法主要操作指标如下： ——合成塔： 压力14.0mpa，温度183℃，nh3/co2=2.95, h2o/co2=0.39，转化率59%。 ——汽提塔： 压力14.0mpa，温度173℃。 ——低压分解：压力0.3mpa，温度135℃。 ——水解器： 压力1.73mpa，温度200℃。 该法主要特点如下： ——合成回路中氨过剩量低，合成塔nh3/co2分子比为2.95~3.1， 降 低了合成塔操作压力。 ——用co2气作汽提剂，汽提效率高。汽提后溶液只需一次减压至低压分解系统，因此工艺流程简短。 ——原料co2气脱h2，安全性好。 ——动力消耗低。合成系统压力低，减少了原料co2气及氨输送需要的功；由于汽提效率高，低压系统返回合成回路的循环甲铵液量少，减少了循环甲铵液的输送功。 近年来斯塔米卡帮公司推出了池式冷凝器（池式反应器）的改良型co2汽提工艺，并在多套大型尿素装置中投入商业运行且获得成功，运行稳定。该工艺的主要特点有以下几点： a、设有脱氢装置，采用催化燃烧法将co2中的氢气除去，工艺放空尾 气无爆炸性。 b、采用了池式冷凝器，使60%的合成反应在此进行，同时使用甲铵喷射器，使整个框架高度降低，合成塔容积减少。 c、尿素合成塔采用了高效塔板，进一步减少了返混，可使合成塔容积减少20~25%。 d、 汽提塔由于操作压力低和温度低，可使用25-22-2不锈钢作管材。 e、 装置的最低负荷为60%，可满足通常负荷所要求的负荷弹性。 f、 汽提塔效率高，循环系统负荷低，高压氨泵、高压甲铵泵的动力消耗低。 g、 流程不设中压段，工艺流程简短。

氨汽提法 1971年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的约100套尿素装置，所建装置中最大生产能力为3200吨/日。 该法主要操作指标如下： ——合成塔：压力15.2mpa，温度188℃， nh3/co2=3.5, h2o/co2=0.67，转化率65%。 ——汽提塔：压力14.75mpa，温度207℃。 ——中压分解：压力1.8mpa，温度158℃。 ——低压分解：压力0.48mpa，温度138℃。 ——水解器：压力3.45mpa，温度235℃。 该法主要特点如下： ——合成回路中氨过剩量高，合成塔nh3/co2分子比为3.3~3.6。增加了合成塔中co2生成尿素的转化率，增加了合成塔停车封塔时间，减少了腐蚀及防腐空气量。 ——合成回路设备布置在地面上。该法用甲铵喷射器循环甲铵液，合成塔及高压甲铵冷凝器布置在地面上，节省了投资，安装和维修方便。 ——汽提塔使用钛或双金属加热管，减少了防腐空气用量，可在30~40%负荷下操作。 ——热回收好。中压分解气部分冷凝热用于浓缩尿素溶液，低压分解气部分冷凝热用于预热液氨，蒸汽冷凝热用于预热甲铵液，工艺冷凝液处理后用作锅炉给水。 司塔米卡帮公司的co2汽提法(传统和改良型工艺) 1967年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的co2汽提装置约100多个，是目前世界上建厂数最多的生产方法。所建装置中最大生产能力为3250吨/日。 该法主要操作指标如下： ——合成塔： 压力14.0mpa，温度183℃，nh3/co2=2.95, h2o/co2=0.39，转化率59%。 ——汽提塔： 压力14.0mpa，温度173℃。 ——低压分解：压力0.3mpa，温度135℃。 ——水解器： 压力1.73mpa，温度200℃。 该法主要特点如下： ——合成回路中氨过剩量低，合成塔nh3/co2分子比为2.95~3.1， 降 低了合成塔操作压力。 ——用co2气作汽提剂，汽提效率高。汽提后溶液只需一次减压至低压分解系统，因此工艺流程简短。 ——原料co2气脱h2，安全性好。 ——动力消耗低。合成系统压力低，减少了原料co2气及氨输送需要的功；由于汽提效率高，低压系统返回合成回路的循环甲铵液量少，减少了循环甲铵液的输送功。 近年来斯塔米卡帮公司推出了池式冷凝器（池式反应器）的改良型co2汽提工艺，并在多套大型尿素装置中投入商业运行且获得成功，运行稳定。该工艺的主要特点有以下几点： a、设有脱氢装置，采用催化燃烧法将co2中的氢气除去，工艺放空尾 气无爆炸性。 b、采用了池式冷凝器，使60%的合成反应在此进行，同时使用甲铵喷射器，使整个框架高度降低，合成塔容积减少。 c、尿素合成塔采用了高效塔板，进一步减少了返混，可使合成塔容积减少20~25%。 d、 汽提塔由于操作压力低和温度低，可使用25-22-2不锈钢作管材。 e、 装置的最低负荷为60%，可满足通常负荷所要求的负荷弹性。 f、 汽提塔效率高，循环系统负荷低，高压氨泵、高压甲铵泵的动力消耗低。 g、 流程不设中压段，工艺流程简短。

联醇中碱度高。是由于原料气中的氨与甲醇生成甲胺，特别是二甲胺和三甲胺造成的，甲胺带入精醇中，使精醇呈碱性。措施；1；杜绝氨带入甲醇系统，2；精馏操作中，注意预塔温度，二甲胺和三甲胺的沸点分别是7.4℃和3.5℃，掌握好预塔塔顶冷凝温度，应该可以清除。另外联醇的甲醇浓度要看触媒和生产情况，不太一样，粗醇消耗一般在一吨精醇耗1.02-1.04吨甲醇（指甲醇的吨数乘以甲醇中的粗醇含量），蒸汽消耗一般在1.1-1.2吨左右，(指三塔精馏，满负荷生产，如果是双塔，最少在1.4左右）

双加压法为氨氧化在中压下进行，而酸吸收在高压下进行。由于它具有氨消耗低，铂损耗少，单机组生产能力大，尾气中氮氧化物含量低等特点，目前已经成为世界普遍采用的硝酸生产工艺。双加压法工艺叙述如下： 1、氨空混合气的制备 压力1.3mpa左右的液氨被送入蒸发器e101a/b中，被蒸发为气氨，其中约80%的液氨在a台蒸发器中，被循环于a台蒸发器和吸收塔冷却器e113上部之间的冷却水所蒸发。剩余的液氨在b台蒸发器中用来自高压反应水冷器e111的冷却水所蒸发，用pic101控制蒸发压力在0.5mpa。 约0.9m3/h的液体连续地用控制阀hc101控制，从e101a引至e101b，并通过就地调节将积存在e101b的水份排至辅助蒸发器e102中，用低压蒸汽蒸发，回收气氨。残留物则间断排至排油罐r109中，e101a/b出口气氨经预过滤器r114过滤后，送入氨过热器e103中，用低压蒸汽加热，气氨温度由trca101控制。 气氨在进入氨空混合器l101前，再经过过滤器r101过滤净化。 空气经消音器r111、预热器e104、空气过滤器r101三级净化后，进入空压机c101，增压后分为一次空气和二次空气，一次空气经流量计送至氨空混合器l101与气氨混合。 2、氨的氧化 氨空混合气在217℃下进入氧化炉k101，发生氧化反应生成no并放热，热气流经蒸汽过热器e106和废热锅炉e105时，部分热量被回收，no温度降至~400℃。 3、no的氧化和no2的吸收 离开氧化炉的no气体，进入高温气—气换热器e107、省煤器e108、低压反应水冷器e109开始氧化，生成no2和少量的稀酸（~34%），酸、气混合物又经过氧化氮分离器r106分离出稀酸后，与来自漂白塔d102的二次空气相混合，混合气体被氧化氮压缩机c102增压到1.1mpa，并送入尾气预热器e110，高压反应水冷器e111，最终送入吸收塔d101底部。 在吸收塔的塔板上，no2被水吸收生成硝酸。吸收塔所需工艺水由工艺水泵p103a/b提供。吸收塔底的成品酸（65%左右）在lica108控制下进入漂白塔脱硝后最终被送入成品酸槽f106中。 nox分离器分离出的稀酸，经稀酸泵p104a/b送至吸收塔d101的5—8层塔板上，用来吸收no2气体。 开工阶段，存入开工酸槽f106的不合格酸，经开工酸泵p105加入吸收塔第6、14、24层塔板上回收。 4、脱硝 来自d101的成品酸送至漂白塔d102塔板上，用从空压机出来的二次空气逆流接触，提出溶解在硝酸中的亚硝气，完成漂白过程。 二次空气经二次空气冷却器e112冷却后，从下部进入漂白塔，从漂白塔顶部出来后和nox分离器r106分离出的no2气混合，最终进入nox压缩机中被增压。 5、尾气 从吸收塔d101顶部出来的尾气，经尾气分离器r107、二次空气冷却器e112、尾气预热器e110和高温气气换热器e107后，最终加热到360℃，进入氨还原反应器，在还原反应器内利用来自蒸氨罐的气氨与尾气中的nox进行还原反应后，经尾气膨胀机cn102中膨胀作功回收能量后，经排气筒r110排入大气中。 6、蒸汽及冷凝液系统 脱盐水经补充锅炉给水泵p107a/b送入除氧器r108进行热力除氧后，由锅炉给水泵p101a/b经省煤器e108送入汽包r103中。 锅炉循环水泵p102a/b使锅炉水在汽包和废热锅炉间循环，生成压力为4.4mpa的饱和蒸汽。 来自汽包的饱和蒸汽经喷水减温器r118进入蒸汽过热器e106中，过热后，再经过蒸汽分离器r104除去雾后，大部分用于蒸汽透平cn101，多余的输出界区。 从蒸汽透平出来的乏汽，经蒸汽冷凝器e120收集在热水井中，用冷凝液泵p113抽出，经喷射冷凝器e121返回除氧器r108中回收。 各换热器中来的蒸汽冷凝液亦集中回收到除氧器中。 p116加药泵将na2hpo4+na3po4溶液送入汽包r103中，用来控制锅炉水质。 7、排酸 所有由换热器和分离器以及取样装置排出的酸都收集在排酸槽f102中，并用排酸泵p109送到r106中。 其他各处的排酸，诸如来自硝酸界区的酸水都收集在中和池中，用碳酸钙中和，然后溢流到下水管排出界区。 8、冷却水系统： 工艺采用两种冷却水系统：一种是工艺过程的密闭循环水系统，另一种是从界区来的冷却水。密闭系统是由氨蒸发器e101a和吸收塔上部冷却器e113循环水升压泵p106a/b、补充循环水泵p108a/b和补充循环水槽f101所组成。 循环水在氨蒸发器e101a中，由21℃冷却至16.5℃以后，将其送入吸收塔冷却器，以移走工艺过程的吸收热和反应热。 用循环水升压泵克服循环过程中的压力降，循环压力由压力控制阀及补充循环水泵p108a/b调节。 从循环水装置来的冷却水，分别进入蒸汽冷凝器e120、低压反应水冷凝器e109、吸收塔下部冷却器e122下部，排污冷却器e115、高压反应水冷却器e111—氨蒸发器b（e101b）及泵承和取样冷却，进行换热后，返回循环水装置。