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1、天然气制制氢装置置工艺技技术规程程1.1装装置概况况规模及及任务本制氢装装置由脱脱硫造气气工序、变变换工序序、PSSA制氢氢工序组组成1.2工工艺路线线及产品品规格该制氢装装置已天天然气为为原料，采采用干法法脱硫、33.8MMPa压压力下的的蒸汽转转化，一一氧化碳碳中温变换换，PSSA工艺艺制得产产品氢气气。1.3消消耗定额额（10000NNm3氢气作作为单位位产品）序号名称单位小时消耗耗量单位消耗耗备注1天然气Nm33897764532原料天然然气Nm33584404173燃料天然然气Nm33136636.554电KWh35844.02241.6675脱盐水吨119.41.3992.1工工艺
2、过程程原料及及工艺流流程2.1.1工艺艺原理1.天然然气脱硫硫本装置采采用干法法脱硫来来处理该该原料气气中的硫硫份。为为了脱除除有机硫硫，采用用铁锰系系转化吸吸收型脱脱硫催化化剂，并并在原料料气中加加入约11-5%的氢，在在约4000高温下下发生下下述反应应：RSH+H2=H2S+RRHH2S+MnOO=MnnS+HH2O经铁锰系系脱硫剂剂初步转转化吸收收后，剩剩余的硫硫化氢，再再在采用用的氧化化锌催化化剂作用用下发生生下述脱脱硫反应应而被吸吸收：H2S+ZnOO=ZnnO+HH2OC2H55SH+ZnSS+C22H5+H2O氧化锌吸吸硫速度度极快，因因而脱硫硫沿气体体流动方方向逐层层进行，最
3、最终硫被被脱除至至0.11ppmm以下，以以满足蒸蒸汽转化化催化剂剂对硫的的要求。2.蒸汽汽转化和和变换原原理原料天然然气和蒸蒸汽在转转化炉管管中的高高温催化化剂上发发生烃蒸汽转转化反应应，主要要反应如如下：CH4+H2O= CCO+33H2-Q (1)一氧化碳碳产氢 COO+H22O=CCO2+H2+Q (2)前一反应应需大量量吸热，高高温有利利于反应应进行；后一反反应是微微放热反反应，高高温不利利于反应应进行。因因此在转转化炉中中反应是是不完全全的。在发生上上述反应应的同时时还伴有有一系列列复杂的的付反应应。包括括烃类的的热裂解解，催化化裂解，水水合，蒸蒸汽裂解解，脱氢氢，加氢氢，积碳碳，
4、氧化化等。在转化反反应中，要要使转换换率高，残残余甲烷烷少，氢氢纯度高高，反应应温度要要高，但但要考虑虑设备承承受能力力和能耗耗，所以以炉温不不宜太高高。为缓缓和积碳碳，增加加收率，要要控制较较大的水水碳比。3.变化化反应的的反应方方程式如如下：CO+HH2O=CCO2+H2+Q这是一个个可逆的的放热反反应，降降低温度度和增加加过量的的水蒸气气，均有有利于变变换反应应向右侧侧进行，变变换反应应如果不不借助于于催化剂剂，其速速度是非非常慢的的，催化化剂能大大大加速速其反应应速度。使最终CO浓度降到低的程度，且为生产过程中的废热利用创造了良好的条件4.变压压吸附原原理变压吸附附简称PPSA，是是对
5、气体体混合物物进行提提纯的工工艺过程程。该工工艺是以以多孔性性固体物物质（吸吸附剂）内内部表面面对气体体分子的的物理吸吸附为基基础，在在两种压压力状态态直接工工作的可可逆的物物理吸附附过程。它它是根据据混合气气体中杂杂质组分分在高压压下具有有较大的的吸附能能力，在在低压下下又有较较小的吸吸附能力力，而理理想组分分H2无论在在高压下下还是在在低压下下都具有有较小的的吸附能能力的原原理。在在高压下下，增加加杂质分分压以便便将其尽尽量多的的吸附于于吸附剂剂上，从从而达到到高的产产品纯度度；吸附附剂的解解析或再再生在低低压下进进行，尽尽量减少少吸附剂剂上杂质质的残余余量，以以便在下下个循环环再次吸吸附
6、杂质质2.1.2流程程简图（附附图）2.1.3流程程简述1.脱硫硫流程和和设备天然气为为原料，HH2S只有有几十pppm和和少量的的有机硫硫（200-300ppmm），因因此采用用流程为为：在一一个钴钼钼加氢器器后串两两个氧化化锌脱硫硫槽。加加热主要要是（原原料天然然气达到到脱硫反反应温度度3500-4000）。设设在一段段炉对流流段低温温蒸汽过过热蒸汽汽过热器器之后的的一个原原料预热热盘管组组，利用用烟气余余热进行行加热的的。来自界区区的天然然气经进进入原料料气分离离器(FF11001)分分离掉其其中的液液体，分分为两股股，一股股作为燃燃料气与与来自PPSA制制氢工序序的尾气气在燃料料气分离
7、离器（F111022）混合合后去对对流段余余热；一一股作为为原料天天然气，配配入来自自中温变变换后的的氢气，进进入原料料气压缩缩机J111011，压缩缩到222Kg/cm2左右，进进入一段段转化炉炉对流段段余热盘盘管，预预热到4427，并用用未预热热的副线线调节到到3500-4000，再送送入加氢氢转化器器D 11011原料天然然气在加加氢转化化器内反反应后，串串联通过过两个氧氧化锌脱脱硫槽DD11003A、BB中使天天然气的的硫含量量降低至至0.11ppmm以下。这这两个槽槽任何一一个都可可以作为为第一个个槽，也也可以只只使用一一个槽，另另一个更更换脱硫硫剂，经经过脱硫硫的气体体送入一一段炉
8、。2.转化化流程脱硫后的的天然气气配入中中压蒸汽汽，达到到一定的的水碳比比（3.5左右右），进进入一段段炉对流流段的混混合气预预热盘管管，加热热到5000，送到到一段炉炉辐射段段顶的99根上集集气管。每每根上集集气管又又把气体体分配到到42根根转化炉炉管中，共共3788根，内内装催化化剂。气气体在管管内边吸吸热边反反应，到到转换管管底的温温度达到到8200。每一一排横竖竖42根根炉管的的气体汇汇合于一一根水平平的下集集气管。下下集气管管也是99，各有有一根上上升管。反反应后的的气体沿沿9根上上升管上上升，继继续吸收收一些热热量。在一段炉炉对流段段分别设设置：混合器预预热器烟气废锅锅蒸汽过热热器
9、原料气预预热器锅炉给水水预热器器燃料气预预热器助燃空气气预热器器充分回收收烟气热热量提高高一段炉炉总的热热效率。一段炉出出口的转转化气温温度约为为8133，甲烷烷含量约约9.77%（干干基），经经输气管管（1007-DD）进入入二段转转化炉（1103-D），二二段转化化炉仅作作为通道道使用，在在二段炉炉水夹套套的作用用下，一一段转化化气的温温度降低低到约7789，在第第一废热热锅炉（1101-CA/B）和和第二废废热锅炉炉（1002-CC）中回回收热量量后，温温度降低低至约3371去变化化工序。3.变换换原理转化气进进入高变变炉（DD11002），高高变炉中中装填了了铁系的的高温变变换触媒媒，
10、在高高温变换换触媒中中发生变变换反应应，大部部分一氧氧化碳与与蒸汽反反应生成成二氧化化碳和氢氢气，离离开高温温变换炉炉的工艺艺气中一一氧化碳碳含量降降低到约约2.22%（干干基）。为为使变换换反应更更接近平平衡，高高温变换换炉出口口气依次次经过高高变换废废热锅炉炉（1003-CC）和高高变气锅锅炉给水水预热器器（01108-CM）回回收热量量后，在在约2220-2230进入装装有铜触触媒的小小低变（1104-DB11）进一一步发生生变换反反应，从从小低变变出来的的变换气气经过高高变炉出出气锅炉炉给水预预热器（1106-C）回回收热量量后，进进入到低低变炉（1104-DB）进进一步发发生变换换反
11、应，低低低变换换炉出口口的一氧氧化碳含含量降低低到0.24%（干基基），送送往脱碳碳工序。4.PSSA变压吸附附技术是是以吸附附剂（多多孔固体体物质）内内部表面面对气体体分子的的物理吸吸附为基基础，利利用吸附附剂在相相同压力力下易吸吸附高沸沸点组份份、不易易吸附低低沸点组组份和高高压下吸吸附量增增加（吸吸附组份份）低压压下吸附附量减小小（解吸吸组份）的的特性。将将原料气气在压力力下通过过吸附剂剂床层，相相对于氢氢的高沸沸点杂质质组份被被选择性性吸附，低低沸点组组份的氢氢不易吸吸附而通通过吸附附剂床层层（作为为产品输输出），达达到氢和和杂质组组份的分分离。然然后在减减压下解解吸被吸吸附的杂杂质组
12、份份使吸附附剂获得得再生，已已利于下下一次再再次进行行吸附分分离杂质质。这种种压力下下吸附杂杂质提纯纯氢气、减减压下解解吸杂质质使吸附附剂再生生的循环环便是变变压吸附附过程。多层变压压吸附的的作用在在于：保保证在任任何时刻刻都有相相同数量量的吸附附床处于于吸附状状态，使使产品能能连续稳稳定地输输出；保保证适当当的均压压次数，使使产品有有较高的的提取率率。在变压吸吸附过程程中，吸吸附床内内吸附剂剂解吸时时依靠降降低杂质质分压实实现的，本本装置采采用的方方法是：常压解解吸降低吸附附床压力力（泄压压）逆放解吸吸冲洗解吸吸图2-11示意说说明吸附附床的吸吸附、解解吸过程程。CQ4逆向放压CDQ3顺向放
13、压EQ2吸附吸留量BQ1冲洗A升压P3P2P1P0吸附压力大气压真空图2-11示意说说明吸附附床的吸吸附、解解吸过程程升压过程程（A-B）：经解吸再再生后的的吸附床床处于过过程的最最低压力力P1，床内内杂质吸吸附量为为Q1(A点点)。在在此条件件下用产产品组份份升压到到吸附压压力P33，床内内杂质吸吸附量QQ1不变（BB点）。吸附过程程（B-C）：在恒定定的吸附附压力下下原料气气不断进进入吸附附床，同同时输出出产品组组份。吸吸附床内内杂质组组份的吸吸附量逐逐步增加加，当到到达规定定吸附量量Q3（C点点）时停停止进入入原料气气，吸附附终止。此此时吸附附床内仍仍预留有有一部分分未吸附附杂质的的吸附
14、剂剂（如吸吸附剂全全部吸附附杂质，吸吸附量可可为Q44，C点）。顺放过程程（C-D）：沿着进入入原料输输出产品品的方向向降低压压力，流流出的气气体仍为为产品组组份用于于别的吸吸附床升升压或冲冲洗。在在此过程程中，随随床内压压力不断断下降，吸吸附剂上上的杂质质被不断断解吸，解解吸的杂杂质由继继续被未未充分吸吸附杂质质的吸附附剂吸附附，因而而杂质并并未离开开吸附床床，床内内杂质吸吸附量QQ3不变。当当吸附床床降压至至D点时时，床内内吸附剂剂全部被被杂质占占用，压压力为PP2。逆放过程程（D-E）：开始逆着着进入原原料气输输出产品品的方向向降低压压力，直直到变压压吸附过过程的最最低压力力P1（通常常
15、接近大大气压力力），床床内大部部分吸附附的杂质质随气流流排出塔塔外，床床内杂质质吸附量量为Q22。冲洗过程程（B-A）：根据实实验测定定的吸附附等温线线，在压压力P11下吸附附床仍有有一部分分杂质吸吸附量，为为使这部部分杂质质尽可能能解吸，要要求床内内压力进进一步降降低。在在此利用用顺放气气冲洗床床层不断断降低杂杂质分压压使杂质质解吸。经经一定程程度冲洗洗后，床床内杂质质吸附量量降低到到过程的的最低量量Q1时，再再生终止止。至此此，吸附附床完成成一次吸吸附-解解吸过程程，再次次升压进进行下一一次循环环。 经过过冷却、分分水后的的中变气气进入装装有吸附附剂的吸吸附器，吸吸附除去去氢气以以外的其其
16、它杂质质（H22OCCOCCO2CHH4），使使气体得得以净化化。净化后的的工业氢氢纯度大大于999.9%（V/V），以以恒定的的流量和和压力通通过氢气气压缩机机（1110-JJ）外送送。供直直接液化化装置。吸附剂再再生得到到的尾气气，经脱脱附气缓缓冲罐FF70003，稳稳定后经经过PIIC70007多多余的部部分由PPIC770055放空进进火炬后后，进入入螺杆压压缩机001155-J/JT送送转化做做燃料6工艺冷冷凝液回回收 变换换气分离离罐中分分离下来来的工艺艺冷凝液液经工艺艺冷凝液液泵（1109-J/JJA）加加压，与与汽提后后的工艺艺冷凝液液在工艺艺汽提冷冷凝液换换热器（1130-C
17、A/CB）中中换热后后进入工工艺冷凝凝液汽提提塔（1103-E）的的顶部。汽汽提蒸汽汽自工艺艺冷凝液液汽提塔塔底部进进入，将将工艺冷冷凝液中中溶解的的微量氨氨、二氧氧化碳和和醇汽提提出来，用用作工艺艺蒸汽。汽汽提后的的工艺冷冷凝液经经过汽提提冷凝液液锅炉给给水换热热器（1131-C）进进一步回回收热量量，并经经工艺冷冷凝液水水冷器（001055-CMM）冷却却后送出出界区，开开车或操操作不正正常时电电导率超超标的工工艺冷凝凝液去污污水处理理。7、脱盐盐水系统统温度400压力00.6MMPa的的脱盐水水从界区区来，经经贫液锅锅炉给水水换热器器11007-CC温度升升至722，大约约40%经汽提提
18、冷凝液液锅炉给给水换热热器1331-CC换热至至1055，与剩剩余的脱脱盐水混混合后经经净化器器水冷器器换热至至94进入除除氧器1101-UM，通通过注联联胺和热热力除氧氧去除夹夹带的氧氧离子温温度升至至1155，通过过注氨水水调节PPH值后后进入汽汽包给水水泵01104-J/JJA送入入汽包。8、蒸汽汽系统锅炉水通通过1001-CCA/CCB，1102-C及烟烟气废热热锅炉生生产高压压蒸汽（温温度3113.88，压力力10.3MPPa），高高压蒸汽汽经一段段炉对流流段蒸汽汽过热盘盘管，温温度过热热至4220，再经经脱氧水水减温减减压后温温度降至至3500压力降降至3.8MPPa供工工业蒸汽汽
19、及各蒸蒸汽透平平用。部部分中压压蒸汽经经再次减减温减压压，压力力降至00.355MPaa温度2200用作除除氧用蒸蒸汽。在在开工阶阶段，启启用透平平及表面面冷凝器器则需引引用外来来中压及及低压蒸蒸汽。2.1.4装置置辅助系系统2.1.4.11仪表风风系统界区来仪仪表空气气经流量量计FRRQ50060进进入仪表表风罐001077-FMM缓冲后后送到装装置各用用户。当当仪表风风压力PPAL550611压力低低时PSSLL报报警后连连锁停车车。2.1.4.22循环水水系统循环水自自界区来来，温度度28度度压力00.5MMPa分分别进入入各冷却却点冷却设备备用量T/H01022-J26901055-C
20、MM22501044-CMM3411099-C,11110-CC2000001166-CMM6801066-CMM152101-JCMM2240001100-J/JA134.201155-J102PSA装装置1.6油系统及及其它150返回温度度升至338，压力力降至00.3MMPa2.1.4.33火炬系系统原有放空空燃气及及放空气气进入火火炬罐001199FM稳稳压后进进入火炬炬管烧掉掉。2.1.4.44氮气系系统从界区来来的氮气气有两种种，一种种是5.2MPPa的中中压N2，用于于高压系系统的吹吹扫和气气密。另另一种是是0.88MPaa的低压压氮气用用于平时时吹扫。2.2装装置控制制指标2.
21、2.1原料料质量指指标1.原料料天然气气组成 体积%CH4 996.330%C2H66 00.7887C3H88 00.1114C4H110 00.0333C5H112 0.0008N20.5599He 0.0244CO222.177总硫 22.899mg/m3压力 正正常值11.455MPaa2.2.2燃料料指标2.2.2.11燃料天天然气同原料天天然气2.2.2.22燃料尾尾气出口温度度120尾气流量量113000.665kgg/h组成（MOLL%）H238.889CO1.377CO20.488CH449.996H2O9.422N20.888100.002.2.3产品品质量指指标氢气组成成
22、如下H299.6CO+CCO220.0PPPmN2+CCH40.44出口温度度40出口压力力2.4MMPa产品流量量858885Nmm3/h2.2.3.11二段炉炉转化气气指标温度789压力31.66barr流量2093344.22NNm3/hH269.885%CO9.844%CO210.449%CH49.666%2.2.3.33高变气气指标温度415.8流量2093344.22NNm3/hH271.994%CO2.199%CO216.771%CH48.999%压力29.77barr2.2.3.44低变气气指标温度223.6流量2093344.22NNm3/hH272.448%CO0.244%
23、CO218.331%CH48.822%压力28.55barr2.2.3.55脱碳气气指标温度40流量1082297.51NNm3/hH288.666%CO0.299%CO20.1%CH410.881%压力25.88barr2.2.3.66PSAA产品气气指标项目单位指标进装置的的温度20-440进装置的的压力MPa2.555氢纯度%（V/V）99.6CH4%（V/V）0.0002CO%（V/V）0.0001CO2%（V/V）0.0000112.2.3.77外输蒸蒸汽指标标本装置生生产100P3.9MPPa T 33502.2.4三剂剂及化学学药品的的物化性性质及控控制指标标2.2.4.11磷酸
24、三三钠2.2.4.22氨含量100-355%密度度0.9912.2.4.33联胺密度1.01 闪点点38 爆炸炸极限22.9-98.02.2.4.44五氧化化二钒密度3.35 能能助燃2.2.4.55二乙醇醇胺密度1.09 可燃 闪点1137 爆爆炸极限限1.66-9.8%2.2.4.66碳酸钾钾密度2.432.2.5主要要工艺操操作条件件项目仪表位号号单位控制范围围原料天然然气压力力PIC550022MPa1.355-1.55原料压缩缩机出口口压力PIC227MPa4.2燃料混合合罐压力力PIC550633MPa0.3加氢反应应器入口口温度TI10051350-3800加氢反应应器床层层温度
25、TI11138-114434000脱硫反应应器入口口温度TI11143330-3800脱硫反应应器出口口温度TI00052 TI000555330-3700水碳比H/C11013.5-4.55配比蒸汽汽温度TI10002323转化炉入入口温度度TI10003490-5100转化炉出出口温度度TRC111177750-8200中变反应应器入口口温度TRC000100310-3700中变反应应器出口口温度TI111974244小低变入入口温度度TI50030220-2355小低变床床层温度度TI50031-503362500低变入口口温度TRC110533205-2200低变床层层温度TI1001
26、2-10116 1110882500入11004-CC低变气气温度223.6低变气入入11005-CC温度TI10019165低变气入入CO22吸收塔塔温度121出CO22吸收塔塔净化气气温度TI1005471去PSAA净化气气温度TI5005040富液出CCO2吸收塔塔温度TI11136119贫液出再再生塔温温度TI11113121半贫液出出再生塔塔温度TI40017119半贫液出出闪蒸槽槽温度110出再生塔塔CO22气体温温度TI10023101进再生塔塔顶酸性性冷凝水水温度TI1113740进CO22吸收塔塔顶贫液液温度71入CO22吸收塔塔底低变变气压力力MPa2.777出CO22吸收
27、塔塔顶净化化气压力力MPa2.6出CO22再生塔塔CO22气压力力MPa0.1665入CO22吸收塔塔顶贫液液流量FIC55Kg/hh1499900入CO22吸收塔塔半贫液液流量FIC667Kg/hh111990000入CO22再生塔塔富液流流量Kg/hh132339866CO2吸吸收塔出出口COO2含量V%0.330生活用水水常温0.330循环冷水水0.445循环热水水420.335公用风常温0.660仪表风常温0.660氮气常温1.661.0MMPa蒸蒸汽20000.880消防水常温1.00脱盐水251.000.5MMPa蒸蒸汽15000.440管网燃料料气400.5502.2.6.22氮
28、气条条件纯度99.999%氧含量10pppm露点-702.2.6.33工艺用用脱盐水水PH值6.2-7.55电导率（225）0.22s/ccm硬度0含SiOO20.002mgg/l铁0.002 mmg/ll铜0.0003mmg/ll2.2.6.44仪表及及工厂空空气仪表空气气 压力MMPa 温温度机械设计计值 1.00 660最大操作作值 00.8 40正常操作作值 00.7 40最小操作作值 00.555 40露点温度度 冬季：-400 夏夏季：-20含油 10mmg/mm3（0.01pppm）含尘 1 mmg/mm3工厂空气气压力MPPa 温度度设计值 11.0 60最大操作作值 0.88
29、 40正常操作作值 0.66 40最小操作作值 0.44 402.2.7消耗耗指标序号名称单位小时消耗耗量单位产品品消耗量量备注1天然气Nm33897764532原料天然然气Nm33584404173燃料天然然气Nm33136636.554电KWh35844.02241.6675脱盐水T119.41.3996冷却水T54255.863.0097蒸汽（33.9MMPa）Kg120000139.58工艺冷凝凝液Kg508992591.7备注：1） 设计规模模：按一一段炉的的最大能能力进行行设计2.3装装置物料料平衡（见见附表）2.4生生产控制制分析项项目序号分析项目目控制指标标分析频率率1原料气：
30、组成1次/天天2两套脱硫硫器反应应器出口口：硫含含量0.0000005%（VV/V）1次/天天3转化气：组成CH410.5%（VV/V）1次/班班4中变气：组成CO33.3%（V/V）1次/班班5低变气：组成CO 0.33%（VV/V）1次/班班6净化气：组成CO20.11%（VV/V）1次/班班7产品气：组成H2999.66%（VV/V）1次/班班8溶液：组组成1次/天天9脱氧水：含氧量量0.0015mmg/ll1次/天天10高压炉水水：PHH、POO43-9-111、30mmg/ll2次/班班11酸性水：PH、CCOD7-100、0.003%1次/天天12饱和中压压蒸汽：SiOO220uu
31、g/KKg1次/周周13过热高压压蒸汽：SiOO220uug/KKg1次/周周序号项目单位预计数值值1PHMg/LL7-92CODMg/LL200-25003BODMg/LL60-7754石油类Mg/LL10005氨氮Mg/LL60-756硫化物Mg/LL0.557酚Mg/LL0.558氯离子Mg/LL70009硫酸根离离子Mg/LL850010总硬度Mg/LL750011总碱度Mg/LL750012浊度3013溶解性固固体Mg/LL300002.5仪仪表控制制方案及及主要仪仪表性能能2.5.1仪表表控制方方案1.1转转化系统统控制点控制目的的控制方式式控制指标标PIC-40002（鼓鼓风机压
32、压力控制制）提供转化化炉辐射射段在正正常生产产中炉内内燃料燃燃烧所需需氧量控制器PPIC-40002通过过控制阀阀PV-40002控制制鼓风机机透平转转速而达达到控制制鼓风机机出口风风压的目目的，风风压的高高低直接接体现在在空气进进料的多多少，从从而提供供燃料燃燃烧所需需氧量。氧含量分分析仪AAIA-50110/AAIA-50111分析析值为33-5PIC-40005（一一段炉辐辐射段压压力控制制）控制炉膛膛负压在在合理范范围控制器PPIC-40005通过过控制阀阀PV440055控制引引风机透透平转速速来达到到控制炉炉膛负压压的目的的PIC-40005指示示值5mmmH22OPIC-5066
33、3（一一段炉燃燃料气压压力控制制）控制一段段炉转化化气出口口温度控制器PPIC-50663通过过调节压压力控制制阀PVV-50063控控制燃料料混合罐罐压力。转转化气出出口温度度的调节节是依靠靠燃料进进气量的的调节来来控制的的，主控控制时转转化炉出出口温度度控制器器TICCI-1117，从从控制时时天然气气燃料压压力控制制器PIIC-550633，两者者采用串串级控制制燃料气压压控指示示PICC-40002压压力-00.255MPaa，转化化气温度度控制TTICII-1117指示示值8113MIC-00111（对对流过热热段燃料料流量手手控）控制一段段炉对流流过热段段温度通过手动动控制器器MI
34、CC-00011调调节过热热段燃料料流量来来控制对对流过热热段温度度，与烟烟道燃料料压力控控制器组组成混合合控制，控控制对流流段各预预热过热热段温度度。对流段各各预热过过热段所所需122点温度度在控制制范围PIC-50666（烟烟道燃料料压控）FFRC-50663（过过热段燃燃料流量量控制）控制一段段炉烟道道气温度度控制器PPIC-50666通过过控制阀阀PV-50666调节节燃料进进烟道烧烧嘴压力力，来控控制进烟烟道燃料料量的多多少从而而控制烟烟道气温温度，达达到调节节对流段段温度的的目的，PPIC-50666与FFRC-50663组成成串级控控制系统统，主控控制是FFRC-50663烟道气
35、温温度指示示值10000，过烟烟囱温度度指示值值1300FRC-00002（转转化反应应蒸汽用用量流量量控制）控制转化化反应所所需合适适水碳比比控制器FFRC-00002通过过控制阀阀FV-00002调节节蒸汽流流量控制制水碳比比。正常常生产状状况下，水水碳比的的调节是是一种比比例控制制系统，主主控制为为原料压压缩机出出口流量量控制器器FRCC-00001，从从控制是是FRCC-00002根根据原料料天然气气量的多多少来调调节水碳比控控制正常常值为33.5LIC-00228/LLIC-00229（第第一废液液锅夹套套水液位位控制）控制第一一废锅水水夹套液液位控制器LLIC-00228/LLIC
36、-00229通过过控制液液位控制制阀LVV-0008/LLV-000299调节水水夹套中中夹套水水液位液位指示示值为1100%LIC-00225（二二段炉夹夹套水液液位控制制）控制二段段炉水水水夹套液液位在合合理范围围内控制器LLIC-00225通过过控制液液位控制制阀LVV-00025调调节水夹夹套中夹夹套水液液位液位指示示值为1100%1.1高高低温变变换系统统控制点控制目的的控制方式式控制指标标TIC-0100（出第第二废锅锅转化气气温度控控制）控制转化化气入高高变炉温温度控制器TTIC-00110通过过控制第第二废锅锅旁路温温度控制制阀TVV-00010调调节入高高温变换换炉的转转化气
37、温温度转化气入入高变温温控TIIC-111100指示值值3711TRC-00111（如如小低变变温控）控制进小小低变的的气体温温度控制器TTRC-00111通过过控制高高变废热热锅炉副副线调节节阀TVV-00011来来调节入入小低变变的气体体温度入小低变变TRCC-00011温温控指示示值2110TRC-50339（低低变炉温温控）控制进低低变炉的的气体温温度控制器TTRC-50339通过过控制1106-C副线线调节阀阀TV-50339来调调节入低低变炉的的气体温温度入低变TTRC-50339温控控指示值值2200LIC-00778（变变换气分分离罐液液位控制制）控制变换换气分离离罐液位位在合
38、理理范围内内工艺冷凝凝液泵（1109-J/JJA）出出口管线线调节器器LICC-40019与与液位排排放线上上的调节节器LIIC-000788通过分分程控制制方式控控制调节节阀LVV-40019与与调节阀阀LV-00778动作作分离罐液液位控制制值500%1.2脱脱碳系统统2.5.2主要要操作条条件转化炉操操作条件件项目控制参数数控制点控制方式式一段炉转转化管压压差MPPa（AA）0.422PDI-00555转化管入入口工艺艺气预热热温度510TR1-3MIC-00111与PPIC-50666一段炉转转化管出出口温度度813TE1-1177PIC-50663一段炉入入口水碳碳比3.5FIC-0
39、0001 FFIC-00002二段转化化炉出口口温度789TI1-85 TR11-900第二废锅锅后转化化气温度度燃料气去去烧嘴温温度371185TICAA-00010TI-550611TICAA-00010MIC-00111与PPIC-50666烟道气出出对流段段温度130TI1-61燃料气去去烧嘴压压力MPPa0.255PI-550744PIC-50663一段转化化炉顶负负压5mmHH20PT688PT440066PT440055PICAA400052.5.3连锁锁逻辑一一览表联锁逻辑辑位号I-1001B联锁名称称一段炉联联锁逻辑描述述保护一段段炉炉管管，一段段炉熄火火联锁起因因联锁值联锁动作作一段炉辐辐射段炉炉膛负压压高高PPS40006燃料气总总管压力力高高PPS50065燃料气总总管压力力低低PPS50065鼓风机出出口压力力低低PPS40001PV50063关关V50665-11关V50665-22关V50665-33关联锁逻辑辑位号I-1001B联锁名称称转化联锁锁逻辑描述述系统紧急急停车联锁起因因联锁值联锁动作作