工艺技术工艺技术方案
采用氯化钾溶液电解制氢氧化钾、氯气和氢气的方法有三种，即水
银法、隔膜法和离子膜法。
因为汞污染严重，国内又无彻底治理的方法，我国已取消了水银法
电解，不再予以考虑。
隔膜法又分石墨阳极电解槽和金属阳极电解槽。石墨阳极电解槽由
于铅污染严重、电耗高、劳动强度大的缺点，目前已逐步淘汰。金属阳
极电解槽虽然克服了石墨阳极电解槽铅污染严重、电耗高的缺点，但仍
存在石棉绒污染、产品质量差、能耗较高、操作管理复杂、劳动强度较
大、技术落后等不足。
离子膜法是目前世界上工业化生产中最先进的一项技术，与隔膜
法、水解法相比，本方法具有能耗低，产品质量高、三废污染小（无隔
膜法的石棉绒和水银法的汞污染，为清洁工艺）、成本低及操作管理方
便等优点，故本项目采用离子膜法。
离子膜电解技术分为复极式和单极式两类。复极式电解槽和单极式
电解槽主要特点比较下表 4-1-1：
表 4-1-1 复极槽和单槽的特点比较表
项目
槽型
复极式 单极式
通电情况 小电流、高电压 大电流、低电压
槽间电流分布 均匀 欠均匀
汇流铜排 电槽之间用量较少 较多
电解槽容量 便于加大容量 不易
电槽占地面积 同样规模较小 较大
电槽组装、折卸 较简单 较复杂
整流效率 较高 较低
电流泄漏 较大（可加措施） 较小
膜利用率 较高 较低
阴、阳极材料 均好 均好
投资 较低 较高
从当前世界离子膜电解技术发展来看，采用自然循环复极式电槽，
高电流密度，大型化是其方向。故本项目采用自然循环高电流密度复极
槽技术。
(2)二次盐水精制
离子膜电解对盐水的质量要求高，从一次盐水工序来的过滤精盐水
还需经过离子交换，进一步降低 Ca、Mg 离子。
离子交换树脂塔有两塔流程和三塔流程之分。对大中型项目，宜采
用三塔流程。故本项目选用三台离子交换树脂塔，正常情况下两塔串联
运行，一塔再生。
(3)淡盐水脱氯
离子膜电解槽排出的淡盐水含有游离氯，腐蚀性高，必须脱除游离
氯后才能送回一次盐水工序进行重饱和。
淡盐水脱氯目前有下述几种方法：
a.压缩空气吹除
b.真空脱氯
鉴于压缩空气吹除产生浓度低的氯气，降低了氯气利用率，对规模
较大的装置不适用，故本项目采用真空脱氯。
真空脱氯分蒸气喷射、氯水喷射和真空泵三种，从节能和运行稳定
出发本项目采用能耗较低、操作稳定的真空泵作为真空源。
经真空脱氯后的淡盐水含游离氯≤30mg/l。然后加亚硫酸钾进行化
学脱氯以除净游离氯。
碱液浓缩工艺技术方案选择
碱液浓缩有逆流和顺流之分，也有单效、双效和三效之区别，对于
中等偏大的规模，既可采用双效，也可采用三效，综合考虑能耗与投
资，本项目采用双效逆流降膜蒸发较为合理。
固碱工艺技术方案选择
固碱生产有大锅法和降膜法两种工艺。传统的大锅法虽有操作简
便、成熟可靠等特点而被用于隔膜电解法生产的碱液为原料的固碱生
产。但是由于其操作强度大、生产条件恶劣、环境条件差、不安全、间
断生产、能耗高等缺点，在国外已被淘汰。另外采用离子膜法电解工艺
制得的系高纯度的碱液，如用大锅法还存在被污染而变成含多种重金属
的固碱而降低在市场中的竞争力。在七十年代以降膜法生产固碱的技术
被开发以来，已广泛用于固碱的生产。降膜法生产固碱的能耗低于大锅
法，而且生产环境好、连续生产便于控制。
氢氧化钾固碱的加工有桶碱和片碱两种方法。桶碱包装容易但使用
非常麻烦，浪费大量高质量的镀锌铁皮还有被污染的危险，现已较少使
用。故本项目采用降膜法生产片装固碱。
氯气干燥工艺技术方案选择
氯气干燥有填料塔+泡沫塔，三台或四台填料塔以及填料塔+泡罩塔
等干燥流程。
由于填料塔+泡沫塔流程，含水量高（在 200ppm 以上），目前只有
小规模装置还有使用；而三台或四台填料塔流程，设备多、占地大，投
资高。从而使填料塔+泡罩塔流程得以迅速发展，该技术有以下优点：
(1)氯气干燥效率高（可使氯气中含水小于 50ppm），因而大大延长
了设备操作运行寿命，减少了维修工作量。
(2)设备台数少，整个系统只有 1 台填料干燥塔、1 台泡罩干燥塔、
1 台循环泵、1 台板式换热器，与要达到相同效果的三台或四台填料塔相
比，少 7~9 台设备。因而占地小、投资省、操作简单。
本项目拟采用填料塔+泡罩塔技术。
氢气处理工艺技术方案选择
由于电解槽出来的氢气温度较高，其中含有大量饱和水蒸汽，同时还
带有碱雾等杂质。需经过洗涤和冷却，使其中所带的碱雾被洗涤掉，同
时气体温度也得到降低，所含的饱和水蒸汽被冷凝下来，使氢气得到净
化。目前国内大多数氯碱厂采用的是生产上水或含碱循环水直接喷淋洗
涤冷却的方法，如用生产上水，排水量大，只能在小规模装置使用，如
采用含碱循环水，需要单独设置循环水系统，必将增加投资。为此本项
目采用中国成达工程公司设计的填料塔洗涤冷却的技术。
氯化氢及盐酸工艺技术方案选择
氯化氢的生产一般采用二合一炉直接生产氯化氢气体，现在国内二
合一炉已有较成熟的技术。合成炉形式有普通的冷却水冷却、热量回收
副产热水和热量回收副产蒸汽三种形式。
国内外生产盐酸的方法有三种，即三合一工艺；热回收分体式工
艺；分体式工艺。
(1)三合一工艺具有工艺流程短，操作简单等优点，但设备维修量较
大。
(2)热回收分体式工艺具有操作容易，设备维修简单，热回收利用率
高等优点，但工艺流程较长，设备加工要求高。
(3)分体工艺具有操作容易、设备维修简单、产品质量控制容易等优
点，但工艺流程较长。
考虑本装置主要以生产氯化氢气体作为氯乙烯的原料，而盐酸主要
以自用为目的，故本项目拟采用热量回收副产蒸汽的二合一炉生产氯化
氢气体，大部分直接送氯乙烯装置作为原料，另按需要引入部分氯化氢
气体进入氯化氢吸收单元生产高纯盐酸供钾碱装置生产自用。氯化氢吸
收单元同时还作为下游装置紧急停车后事故氯化氢气体的处理设施。
引进技术及设备的范围和内容
目前世界上拥有离子膜法电解技术的专利商很多，如美国的 ELTECH
公司、日本的旭化成、日本氯工程公司、英国的 ICI 公司、德国伍德公
司、伍德公司和意大利迪诺拉公司合资的伍德诺拉公司以及引进了旭化
成技术的北京化工机械厂，上述各家技术各有特点，没有绝对优势。采
用哪家技术，需经过技术交流、现场考察和合同谈判，综合比较后确
定。现阶段暂按引进日本的旭化成公司的电解技术和设备考虑。
对于蒸发固碱技术，瑞士 BETERAMS 公司仍处于领先地位，本项目暂
按引进瑞士 BETERAMS 公司的技术和部分设备考虑。
除电解和蒸发技术和设备外，还需引进国内无法解决的特殊设备和
特殊材料如二次盐水过滤器，脱氯真空泵，氯气压缩机、熔融碱管等。
引进设备范围见下表 4-1-2。
表 4-1-2 引进设备范围
序号 引进内容
1 二次盐水过滤器
2 主体给料泵
3 离子交换树脂塔（含树脂）
4 树脂过滤器
5 电解槽及其附件（包括部分修槽设备和工具）
6 离子膜
7 碱液循环泵
8 脱氯真空泵
9 氯气压缩机
10 浓碱泵
11 碱预热器、碱液换热器
12 降膜蒸发器
13 降膜浓缩器
14 熔融碱阀和管道
15 熔盐加热炉系统（包括烧嘴和控制系统）
16 熔盐泵、熔盐阀和熔盐管
17 片碱机、包装称及附属特殊设备
18 程控阀和特殊仪表
工艺流程及消耗定额
工艺流程简述
(1)一次盐水工序
原盐经皮带运输机送入溶盐槽，用化盐水槽来的化盐水溶解制得饱
和粗盐水。
粗盐水经粗盐水溜槽进入精制反应槽与定量加入的 BaCl2、K2CO3 和
KOH 反应，然后进入凝聚反应槽与凝聚剂反应后进入澄清桶澄清。
从澄清桶上部溢流出的澄清盐水经一次盐水过滤器（砂滤器）和二
次盐水过滤器过滤后得过滤精盐水送电解工序。从澄清桶底部排出的沉
淀物 BaSO4、CaCO3 和 Mg（OH）2 送至盐泥压滤机压滤，回收的盐水用作
化盐用，滤饼用汽车送出界区。
(2)电解工序
电解工序包括二次盐水精制、电解和淡盐水脱氯三部分。
a.二次盐水精制
一次盐水工序来的过滤精盐水进入离子交换树脂塔进一步将盐水中
微量 Ca2+、Mg2+等多价阳离子除去，使其含量小于规定值。从离子交换
树脂塔出来的二次精盐水进入盐水高位槽，然后自流进入电解槽。
b.电解
二次精盐水在电解槽的阳极室进行电解被分解产生氯气。反应式如
下所示：
KCl － e → K+ ＋ 1/2 Cl2↑
电解后的低浓度盐水称为淡盐水送脱氯塔脱氯。
在电解阴极室，水被分解产生氢气，反应式如下：
H2O ＋ e → OH- ＋ 1/2 H2↑
OH-与由阳极室迁移来的 K+结合生成 32%碱溶液。
电槽阴极室生成的 32%碱液流入碱液受槽后分为两部分。一部份碱液
通过加入纯水来控制碱液浓度后循环回到电解槽；另一部份则送蒸发片
碱工序。
电解槽阳极室和阴极室产生的 Cl2 和 H2 被分别送至氯处理和氢处理
工序。
c.淡盐水脱氯
电解产生的淡盐水进入脱氯塔，在真空下溶解在淡盐水中的游离氯
被脱出，脱氯后的淡盐水含游离氯约 30mg/l 经加入碱调节 PH 后加入
K2SO3 溶液进一步除去游离氯。脱氯后的淡盐水送至一次盐水工序。脱氯
分离出的氯气经脱氯冷凝器冷却、分离水分后由真空泵送氯气总管。
(3)蒸发片碱工序
从电解工序来的 32%KOH，通过双效效逆流降膜蒸发后，使碱液中
KOH 浓度达 48%，一部分送至浓缩单元生产片碱，另一部分送碳酸钾装置
或经冷却后进入 48%液碱槽贮存。蒸发单元采用蒸汽做 II 效蒸发器热
源，II 效蒸发器中产生的二次蒸汽又作为 I 效蒸发器的热源。
48%的碱液再经降膜预浓缩器和浓缩器浓缩成熔融碱。熔融碱经片碱
机冷却制片后，包装出售。
降膜浓缩器采用熔盐作为热载体，在系统中循环使用，熔盐的加热
采用天然气。降膜浓缩器中产生的二次蒸汽作为降膜预浓缩器，故系统
中不需外加蒸汽，热利用率高。
(4)氯气处理工序
从电解工序来的湿氯气先经氯气洗涤塔洗涤后，进入氯气冷却器以
冷冻水进行冷却，使氯气温度冷到 12～15℃，经水雾分离器送到填料塔
与硫酸逆流接触进行第一步脱水，从填料塔出来的氯气再送到泡罩塔与
浓硫酸进行逆流接触进一步脱水，从泡罩塔出来后的氯气经酸雾捕沫器
后，其氯中含水量低于 50PPm，然后经氯气压缩机压缩加压后送氯气用
户。
干燥过程中产生的稀硫酸经过浓缩装置提浓后循环使用。不足部分
由外购浓硫酸补充。
(5)废气处理工序
装置开停车及事故状态时的氯气先在吸收塔内用循环槽来的吸收碱
液进行吸收，吸收反应后的尾气再进入尾气塔进一步用碱液吸收，使排
出尾气达标后经风机在 25m 高处排至大气。同时可根据市场需要将吸收
液制成 10%NaClO 产品。
(6)氢气处理单元
由电解工序来的湿氢气，温度约 85℃，进入氢气洗涤塔下部，与塔
内喷淋冷却水直接进行冷却和洗涤，氢气中所含碱雾及蒸汽冷凝水被冷
却水带走，氢气温度降至 45℃。再送入氢气压缩机增压至 ，
温度约 60℃，再经Ⅰ、Ⅱ段氢气冷却器冷却至 10℃，除去一定的水分
后，送至分配台，最后送出界区。开车时浓度较低的氢气经氢气分配台
的放空管道和氢气阻火器排入大气。
(7)液氯工序
自氯氢处理工序来的氯气进入液化器，在液化器中，氯气与致冷剂
换热被液化，经液氯分离器分离后，液氯流入液氯贮槽，再经液氯泵加
压后装瓶。
液氯分离器顶部出来的不凝气，经分配台送往废气处理或 HCl 合成
及高纯盐酸工序。
(8)氯化氢合成及高纯盐酸工序
氯气处理工序的氯气及液氯工序的液化尾气经氯气缓冲罐和氯气管
道阻火器、氢气处理工序的氢气经氢气缓冲罐和氢气管道阻火器分别送
入二合一石墨合成炉，在炉内进行燃烧，生成氯化氢气体。生成的氯化
氢气体经氯化氢冷却水槽和氯化氢冷却器冷却后通过氯化氢分配台部分
送 VCM 装置作原料，部分送高纯盐酸吸收系统。
(9)消耗定额
a. 32%KOH
32%KOH 消耗定额（包括一次盐水、二次盐水精制及电解、氯气处
理、废气处理和氢气处理）详见下表 4-1-3。
表 4-1-3 32%KOH 消耗定额（以 1 吨 100%KOH 计）
序号 名称及技术规格 单位 数量 备注
1 原盐（KCl %） kg 1390
2 碳酸钾（K2CO3≥98%） kg 8
3 高纯盐酸(31%HCl, 折 100%HCl) kg 46
4 氯化钡 （≥98%） kg 7
5 亚硫酸钾 K2SO3≥95% kg
6 纯水 电阻率≥1×105-cm m3
7 离子交换树脂 l
8 过滤助剂（α-纤维素） kg
9 凝聚剂（TXY） kg
10 钾碱(KOH 以 100%计) kg 40
11 低压蒸汽 （G） t
12 循环水 △t=10℃ m3 96
13 生产上水 25℃ m3 3
14 硫酸 98% kg
15 动力电 380V kWh 150
16 直流电耗 DC KWh 1580
17 离子膜 m2
18 仪表空气 Nm3 27
19 工艺空气 Nm3/h 400 间断
20 氮气 Nm3/h 400 开停车
21 冷冻水+10℃ △t=3℃ m3 12
22 钾碱(KOH 以 100%计) Kg/次 2800 开或停
车一次
b.蒸发（KOH 溶液从 32%浓缩到 48%）
蒸发消耗定额详见下表 4-1-4。
表 4-1-4 蒸发消耗定额 （以每吨 100%KOH 计）
序号 名称及技术规格 单位 数量 备注
1 32% KOH kg 3125
2 中压蒸汽 kg 750
3 循环水 △t=10℃ m3 45
4 纯水 电阻率≥1×105-cm m3
5 生产上水 25℃ m3
6 仪表空气 Nm3 2
7 动力电 380V kWh
c.片碱（KOH 溶液从 48%浓缩到 95%）
片碱消耗定额详见下表 4-1-5。
表 4-1-5 片碱消耗定额 （以每吨 100%KOH 计）
序号 名称及技术规格 单位 数量 备注
1 48% KOH kg 2080
2 燃料热值 kJ ×106
3 熔盐（一次填充） kg
4 动力电（380V） kWh 55
5 食糖 kg
6 循环水 △t=10℃ m3 35
7 氮气 Nm3 2
8 仪表空气 Nm3 8
d.液氯
液氯工序消耗定额详见下表 4-1-6。
表 4-1-6 液氯工序消耗定额（以每吨 100%液氯计）
序号 名称及技术规格 单位 数量
1 氯气 Cl2=100% kg 1003
2 动力电（包括冷冻量） 380V kWh 95
3 硫酸 98% kg
4 仪表空气 Nm3 2
5 循环水（冷冻机组用）△t=10℃ m3 60
e.氯化氢及高纯盐酸
氯化氢合成及高纯盐酸工序消耗定额详见下表 4-1-7。
表 4-1-7 氯化氢合成及高纯盐酸工序消耗定额
序号 名称及技术规格 单位 数量
氯化氢（以每吨 100%氯化氢计）
1 氯气 Cl2=100% kg 980
2 氢气 H2=100% kg 30
3 循环水 △t=10℃ m3 4
4 软水（回收热量副产蒸汽用） m3
高纯盐酸（以每吨 31%HCl 计）
1 氯气 Cl2=100% kg 305
2 氢气 H2=100% kg
3 纯水 电阻率≥1×105-cm m3
4 循环水 △t=10℃ m3 40
5 动力电 380V kWh 10
主要设备方案
(1)主要设备的选型
a.电解槽
离子膜电解槽是离子膜技术的关键设备。本项目暂按日本旭化成的
高电流密度复极式电解槽考虑。其主要规格如下：
电解槽型式 ACILYZER-ML32NCH
每槽单元数 98
设计电流密度 kA/m2
膜有效面积 m2
阳极材料 钛/活性涂层
阴极材料 镍/活性涂层
整流器设计参数 kA / 370 V
b.石墨合成炉
石墨合成炉是提供 VCM 装置所需氯化氢原料的关键设备，VCM 装置
和离子膜烧碱装置自用盐酸所需的氯化氢的总量约为 225 吨/天，结合国
内目前已有成熟的正压合成炉生产能力，选用单台生产能力大于 80 吨/
天的正压二合一石墨合成炉 3+1 套。
(2)主要设备表
序号 设备名称 材料 数量 备注
一、 一次盐水工序
1 精制反应槽 Q235-A 2
2 凝聚反应槽 Q235-A 1
3 化盐水换热器 Ti 1
4 一次盐水过滤器 Q235-A/FL 1+1
5 盐泥压滤机 CS/PP 1+1
6 溶盐桶给料泵 Ti 1+1
7 凝聚反应槽加料泵 Ti 1+1
8 氯化钡溶液泵 PVDF 1
9 碳酸钾溶液泵 PVDF 1
10 凝聚剂泵 PVDF 1
序号 设备名称 材料 数量 备注
11 澄清桶泥浆泵 UHMWPE 2
12 精盐水泵 Ti 1+1
13 精盐水给料泵 Ti 1+1
14 反洗盐水泵 PVDF 1+1
15 盐泥压滤机给料泵 UHMWPE 1+1
16 化盐水槽 FRP 1+1
17 溶盐桶 Q235-A/FL 1
18 氯化钡溶解槽 Q235-A 1
19 碳酸钾溶解槽 Q235-A 1
20 凝聚剂槽 FRP 1
21 澄清桶 Q235-A/FL 1
22 精盐水受槽 FRP 1
23 精盐水槽 FRP 1
24 泥浆受槽 Q235-A 1
25 反洗盐水槽 Q235-A 1
26 泥浆贮槽 Q235-A 1
（二次盐水过滤）
1 一次盐水槽 FRP 1
2 预涂槽 Q235-A/HRL 1 含搅拌
3 主体给料槽 Q235-A/HRL 1 含搅拌
4 过滤盐水槽 FRP 1
5 二次盐水过滤器 CS/HRL 1+1 引进
6 一次盐水泵 Ti 1+1
序号 设备名称 材料 数量 备注
7 预涂泵 Ti 1
8 主体给料泵 PP 1+1 引进
9 盐水过滤器泥浆坑泵 CI 1
10 过滤盐水泵 Ti 1+1
11 盐水过滤器返洗泵 Ti 1
砼+FRP12
盐水过滤器泥浆坑 1
含搅拌
二
二次盐水精制及电解工
序（包括脱氯）
(一) 二次盐水精制
1 树脂过滤器 20/RLL 1 引进
2 回收盐水槽 FRP 1
3 废水槽 FRP 1
4 盐水高位槽 TA2 1
5 盐水加热器 TA2 2
6 回收盐水泵 CS+F4 1
7 废水泵 CS+F4 1
8 离子交换树脂塔 16MnR/RLL 3 引进
9 离子交换树脂捕集器 16MnR/RLL 1
(二) 电解及修槽
1 碱液中间槽 Ni/Q235-A 1
2 盐酸槽 FRP 1
3 纯水槽 FRP 1
4
0 - A 5 1 . 0 1 8 - 9 6
分
项
名
称
S
U
B
P
R
O
J
E
C
T
分
项
名
称
S
U
B
P
R
O
J
E
C
T
设 计 阶 段
STAGE
图
号
D
W
G
.
N
O
.
序号 设备名称 材料 数量 备注
4 淡盐水受槽 TA2 1
5 碱液受槽 N6+16MnR 1
6 碱液高位槽 N6+16MnR 1
7 阳极液排放槽 FRP 1
8 阴极液排放槽 0Cr18Ni9 1
9 碱液中间换热器 N6 1
10 仪表冷却器 TA2 1
11 阴极液冷却器 N6 1
12 碱液中间槽泵 20 合金 1+1
13 盐酸泵 PVDF 1+1
14 纯水泵 304SS 1+1
15 淡盐水泵 Ti 1+1
16 碱液泵 Ni 1+1 引进
17 阳极液排放槽泵 Ti 1
18 阴极液排放槽泵 20#合金 1
19 电解槽
Ti/A283Gr.
C/Ni
6 引进
20 电解槽用吊车 组合件 1
21
油压动力单元
(含泵、冷却器等)
组合件 1 套 引进
27
油压分配器（右）
（含油缸和阀组）
6 套 引进
28
油压分配器（左）
（含油缸和阀组）
6 套 引进
29 修槽设备 1 套 部分引进
30 离子膜
6×98
张
引进
序号 设备名称 材料 数量 备注
(三) 淡盐水脱氯
1
脱氯真空泵
含分离器和冷却器
引进
2 亚硫酸钠槽 0Cr18Ni9 1 含搅拌
3 脱氯塔冷凝器 TA2/16MnR 1
4 仪表冷却器 TA2 2
5 脱氯盐水泵 Ti 1+1
6 亚硫酸钠泵 304SS 1+1
7 脱氯塔 TA2 1
三 蒸发固碱工序
(一) 蒸发单元
1 I 效降膜蒸发器 SS 1 引进
2 II 效降膜蒸发器 LC-Ni/CS 1 引进
3 碱换热器 LC-Ni/CS 1
4 碱预热器 LC-Ni/CS 1 引进
5 成品碱冷却器 HAC-276/CS 1
6 32%KOH 泵 SS316 1+1
7 43%KOH 泵 SS316 1+1
8 48%KOH 泵 Ni 1+1 引进
9 48%KOH 输送泵 SS316 1+1
10 32% KOH 贮槽 SS316 1+1
11 48% KOH 贮槽 SS316 1+1
序号 设备名称 材料 数量 备注
12 表面冷凝器 SS/CS 1
13 真空泵 CS 1+1
(二) 浓缩、片碱单元
1 降膜预蒸浓缩器 Ni/SS 1 引进
2 降膜浓缩器 Ni/SS 1 引进
3 闪蒸器 Ni 1 引进
4 56% KOH 泵 Ni 1+1 引进
5 片碱机 Ni/SS/CS 1 引进
6 冷却水冷却器 SS304/CS 1
7 冷却水泵 CS 1+1
8 冷却水槽 16MnR 1
9 包装秤 SS/CS 1+1 引进
10 输送机 SS/CS 1
11 封袋机 CS 1
12 燃烧系统 CS 1 引进
13 助燃空气风机 CS 1 引进
14 熔盐加热器
15Mo3/16Mo
3
1 引进
15 助燃空气预热器 CS 1 引进
16 熔盐泵 HRS 1 引进
17 熔盐槽 CS 1
18 熔盐
19 烟道气烟囱 CS 1
20 表面冷凝器 SS/CS 1
序号 设备名称 材料 数量 备注
21 真空泵 CS 1+1
22 冷凝水泵 SS 1+1
23 冷凝水槽 SS 1
24 糖液计量泵 SS 1+1 引进
25 糖溶解槽 SS304L 2 含搅拌
四 氯气处理工序
1
氯气压缩机组
含冷却器和气液分离器
CI 2 成套引进
2 氯水冷却器 Ti 1
3 氯气冷却器 Ti 1
4 循环酸冷却器 HAC-276 1
5 98%硫酸冷却器 316L 1
6 水雾分离器 FRP 1
引进 Monsanto
过滤元件
7 酸捕沫器 16MnR 1
引进 Monsanto
过滤元件
8 氯水循环泵 Ti 1+1
9 硫酸循环泵 HAS-C 1+1
10 98%硫酸泵 PVDF 1+1
11 浓硫酸泵 PVDF 1
12 稀酸泵 HAS-C 1
13 氯气洗涤塔 FRP 1
14 填料干燥塔 PVC/FRP 1
15 泡罩干燥塔 PVC/FRP 1
序号 设备名称 材料 数量 备注
16 98%硫酸贮槽 Q235-B 1
17 98%硫酸高位槽 Q235-A 1
18 稀酸贮槽 PVC/FRP 1
19 稀硫酸回收单元 组合件 1 套 成套
20 单梁桥式吊车 组合件 1
五 废气处理工序
1 循环液冷却器 Ti 1
2 尾气塔冷却器 Ti 1
3 吸收塔 FRP 1
4 尾气塔 FRP 1
5 循环槽 FRP 1+1
6 配碱循环槽 FRP 1+1
7 成品贮槽 FRP 1
8 NaOH 贮槽 SS316 2
9 吸收塔循环泵 Ti 1+1
10 尾气塔循环泵 Ti 1+1
11 成品输送泵 Ti 1
12 NaOH 泵 SS316 1
13 风机 Ti 1+1
六 氢气处理工序
1
氢气压缩机组
含冷却器和氢水分离器
CI 2+1 成套引进
序号 设备名称 材料 数量 备注
2 氢气冷却器 16MnR 2
3 循环液冷却器 SS 1
4 水雾捕沫器 16MnR 1
引进 Monsanto
过滤元件
5 氢气洗涤塔 16MnR 1
6 洗涤液循环泵 304SS 1+1
7 冷凝水收集槽 Q235-A 1
8 单梁桥式吊车 组合件 1 防爆
七 液氯工序
1
氯气液化装置
含螺杆式冷凝机组、液
化器、液氯分离器
组合 1+2
2 硫酸冷却器 20 1
3 吊车 CS 1
4 液氯泵 16Mn 1+1
5 液环泵 CI 1+1
6 试压泵 CS 1
7 硫酸分离器 16MnR 1
8 液氯贮槽 16MnDR 3+1
9 液氯汽化器 16MnDR 1+1
10 排污槽 16MnDR 1
11 中和槽 PVC 1
12 废气缓冲罐 16MnR 1
13 磅秤 CI 4+1 带过装报警仪
序号 设备名称 材料 数量 备注
14 液氯钢瓶 16MnR 40
16MnR 100
八
氯化氢合成及高纯盐酸
工序
1 氯化氢冷却器 石墨 3+1
与二合一石墨合
成炉配套
2 氯化氢冷却槽 石墨 3+1
与二合一石墨合
成炉配套
3 水流喷射器 石墨 2+1
特大号,随合成炉
成套供货
4 氢气管道阻火器 CS/（砾石） 3+1
5 氯气管道阻火器 CS/（砾石） 3+1
6 循环液泵 PVDF 1+1
7 高纯盐酸泵 PVDF 1+1
8 二合一石墨合成炉 不透性石墨 3+1 副产蒸汽
9 降膜吸收器 石墨 2
随二合一合成炉
成套供货
10 尾气吸收塔 石墨 2
随二合一合成炉
成套供货
11 氯气缓冲罐 16MnR 1
12 氢气缓冲罐 16MnR 1
13 循环液槽 FRP 1
14 高纯盐酸贮槽 FRP 2+1
15 冷凝酸液封槽 FRP 1
16 盐酸液封槽 FRP 2
碳酸钾装置
工艺方案的比较及选择
碳酸钾的生产方法主要有离子交换法、隔膜电解氢氧化钾二次碳化
法（简称电解法）、离子膜氢氧化钾流化床制碳酸钾化法（简称流化床
法）三种工艺。
（1）离子交换法
离子交换法是将氯化钾溶液逆流通过阳离子交换柱使 R-Na 树脂变成
钾型 R-K 除氯；用碳酸氢铵顺流过树脂交换柱使 R-K 变成 R-NH3 制得
KHCO3 和 NH3HCO3 混合溶液；再将氯化钾溶液送入离子交换柱中，使铵
型树脂再生为钾，循环使用，所得氯化铵溶液，可作为肥料。
经离子交换得到的碳酸氢钾和碳酸氢铵混合溶液经浓缩分解碳酸氢
铵得碳酸钾，经除氯化钾和钾钠复盐后，所得溶液再经碳化得碳酸氢
钾，再经结晶、分离、水洗、煅烧后，即得精制碳酸钾成品。
该工艺的特点是：原料易得、工艺流程较短、设备简单；但能耗
高、成本高、产生大量氯化铵废液。
（2） 电解法
电解法是将氯化钾溶液电解得浓度为 10~15%，再经蒸发浓缩并除氯
化钾，经预预碳化得粗碳酸钾，继续碳化可得碳酸氢钾结晶，晶体经离
心分离、水洗和煅烧后，即得精制碳酸钾成品。
该工艺的特点是：原料易得，但工艺流程长、设备较复杂、能耗较
高，投资大，占地多。使用金属阳极电解槽有石棉绒的污染。
（3） 流化床法
流化床法是将采用先进的离子膜电解制得高纯的 32%氢氧化钾先经蒸
发浓缩到 48%KOH，然后送入流化床反应器内将碳化、蒸发、结晶、煅烧
等工序一步完成，得到高纯的碳酸钾成品。也可用 43%KOH 先在碳化塔中
碳化得 K2CO3 乳液，经过滤后送入流化床内完成蒸发、结晶和煅烧得到
高纯的碳酸钾成品。
该工艺的特点是：工艺先进、流程短、操作控制简单、节能、设备
少、投资少、占地少。
随着离子膜电解技术的普及，流化床工艺的优点越来越明显，得到
了迅速的发展。因此本项目将采用先进的流化床工艺技术。考虑到采用
流化床反应器更为简单，可研阶段暂按使用流化床反应器来考虑。
工艺流程及消耗定额
（1）工艺流程简述
自氢氧化钾装置来的 48%KOH 经加料泵进入流化床反应器的喷嘴，
KOH 液被雾化；自合成氨装置来的 CO2 与天然气燃烧炉燃烧后生成的高
温 CO2 混合使气体被加热，然后进入流化床反应器底部，使雾化的 KOH
被碳化，同时排出尾气将水分带走而得到 K2CO3 颗粒。碳酸钾颗粒从流
化反应器下部流出经振动输送机、冷却器、斗式提升机送入振动筛进行
筛分，粗颗粒经磨碎后与细颗粒一并作为晶种返回流化床反应器；合格
的碳酸钾颗粒经分配漏斗、振动给料器进入碳酸钾料仓，经包装、缝袋
后送入仓库。
流化床反应器的不凝气和水蒸汽，经旋风分离器，大部份碳酸钾粉
末分离返回流化床反应器内，气体经洗涤塔洗涤后放空。洗涤塔的循环
液达到一定浓度后可送回流化床反应器。
（2）消耗定额，见表 4-2-1
表 4-2-1 碳酸钾消耗定额（以每吨 100%碳酸钾计）
序号 名称及技术规格 单位 数量 备注
1 二氧化碳（CO2：100％） Nm3
2 天然气 Nm3
3 氢氧化钾（100％KOH 计） 吨
4 循环水 △t=10℃ m3 8
5 仪表空气 Nm3 20
6 装置空气 Nm3 9
7 动力电 380V kWh 100
8 纯水 吨
自控技术方案
（1） 本装置采用生产控制水平较高的 DCS（集散控制系统）系统及
与其相应配套仪表，在控制室内通过 DCS 系统和其他自动化设备对整个
装置实现集中监视和集中控制。
（2） 本装置的仪表及自动化设备的选用，基本上立足国内，可选
用合资企业或引进技术生产的性能优良的仪表。
由于本装置采用的是国外的先进工艺技术，工艺流程短，不单独设立
控制室，将和其它装置合用。
主要设备方案
（1） 主要设备的选型
a. 流化床反应器
采用将 48%KOH 的碳化、蒸发和煅烧一步完成的先进设备。该设备具
有投资省、操作方便、节约能源等优点，是生产碳酸钾的关键设备之
一。
b. 燃烧炉
该设备是为流化床反应器提供热源及反应所需的部分二氧化碳，与
流化床反应器直接连接，也是生产碳酸钾的关键设备之一。
（2） 主要设备表
序号 设备名称 材料 数量 备注
1 燃烧炉空气鼓风机 CS 2 引进图
号
D
W
G
.
N
O
.
序号 设备名称 材料 数量 备注
2 返料鼓风机 CS 4 引进
3 工艺气体鼓风机 CS 2 引进
4 产品分配器 CS 2 引进
5 燃烧炉 HRS/CCS 2 引进
6 返料注射器 SS 4 引进
7 粉碎机 SS/CS 2 引进
8 流化床反应器 Inc/SS 2 引进
9 成品冷却器 CS 2 引进
10 出料旋转阀 CI/CS 2 引进
11 细粉进料旋转阀 CI/CS 4 引进
12 出料螺旋输送器 SS 2 引进
13 振动筛 SS/CS 2 引进
14 定量包装称 CS 4 引进
15 斗式提升机 SS/CS 2
16 旋风分离器 SS/CS 2
17 48%KOH 液泵 SS 2+2
18 洗液循环泵 SS 2+2
19 洗液输送泵 SS 2+2
20 洗液泵 SS 2
21 尾气洗涤塔 SS 2
22 洗液贮槽 CS 2
23 振动输送器 SS/CS 4 引进
24 皮带输送机 CS 2
序号 设备名称 材料 数量 备注
25 料仓 CS 2
天然气制乙炔装置
工艺技术方案的选择
（1）原料路线确定的原则和依据
乙炔可用电石和烃类作原料，而烃类又以天然气更为普遍。电石法
（特别是湿法）是国内普遍采用的生产方法，利用碳化钙和水作用生成
乙炔。此工艺技术成熟、安全可靠，对电石粒度要求不严格，反应热易
撤走，易于管理和操作。缺点是电耗大，电石渣处理比较麻烦。天然气
为原料生产乙炔工艺技术先进，操作安全，节能效果好，所产生的废物
便于处理。根据本项目的实际情况——格尔木富产天然气和环保方面的
综合考虑，本方案选用天然气生产乙炔的工艺路线。
目前，以天然气为原料生产乙炔的方法主要有等离子法和部分氧化
法两种，以部分氧化法最为成熟、可靠，在世界上建厂也最多。
等离子法，现在运行的工厂甚少，仅有德国 Marl 有一个 30000 吨/
年能力的以 C4 为原料的工厂。烃类在高温电场下的等离子流中裂解，再
经除尘、冷却、碱洗、油洗、甲醇/NMP 洗涤回收乙炔。其电耗甚高，高
达 14000kWh/吨乙炔,而且技术来源困难，技术费用很高。
天然气部分氧化法生产乙炔的工艺过程可大体分为两个主要部分，
即部分氧化和提浓。在部分氧化单元，原料天然气在没有任何催化剂和
热载体存在的情况下，与氧气进行火焰反应并裂解，制得含乙炔约 8%
（体积）的裂解气。在提浓单元，裂解气在加压、常温条件下用 N—甲
基吡咯烷酮（NMP）作吸收剂将乙炔提纯，获得纯度约 99%（体积）的粗
乙炔。再经后续用户进一步精制得到符合要求的精乙炔。副产的尾气富
含 CO 和 H2，可用作合成甲醇或合成氨的原料，也可用作提取 CO 或 H2
的原料。
本项目选用天然气部分氧化法生产乙炔。
（2）国内、外工艺技术概况
目前，可用于本装置的部分氧化制乙炔技术来源有两个：
一个是以四川维尼纶厂引进的德国 BASF 技术为基础的部分氧化法技
术或德国本土的 BASF 部分氧化技术，另一个是乌克兰的部分氧化法技
术。四川维尼纶厂引进的德国 BASF 技术已有二十年历史，已超过了专利
技术的保护年限，再建厂已不存在对 BASF 技术侵权，但要向四川维尼纶
厂购买使用权。
乌克兰部分氧化制乙炔技术由乌克兰国家化学工程研究设计院提
供，该院为前苏联氮素合成研究设计院北屯列斯克分院，有雄厚的技术
势力。自 50 年代开始就着手天然气乙炔的研究和开发工作。在此过程中
（60 年代）从德国 BASF 公司和比利时 SBA 公司各引进一座乙炔工厂，
每座乙炔工厂均为 17500 吨/年的生产能力。在引进技术的基础上，结合
该国自己的研究成果设计了第一套年生产能力为 35000 吨的天然气乙炔
工厂，于 1968 年在涅温诺梅斯克投产。经强化后生产能力达 40000 吨/
年。此后，乌兹别克的拉维市氮化学联合体、俄罗斯诺夫易罗及氮化学
联合体、俄罗斯新莫斯科斯克氮化学联合体的天然气乙炔装置均由该院
设计。这些工厂的乙炔总产量占独联体国家乙炔总产量的 60%，至今仍
在运行。
（3）工艺技术方案的比较和选择理由
与四川维尼纶厂引进的 BASF 技术比较，乌克兰的技术具有以下优
点：
a 核心设备乙炔炉，烧咀为旋流式，单烧咀，结构简单，反应室为
圆
形且上段不结炭。刮炭操作每隔四小时一次，液动操作，单台能力为
10000 吨/年。
b 在工艺天然气中加入适量抑制剂氧，阻止乙炔炉早期着火。
c 提浓工段的主塔均为穿流式筛板塔。据介绍不易堵塞，不需经常
更换塔盘。
d 裂解产生的炭黑，经分离成为炭黑浆，不经浓缩便送去焚烧。炭黑
焚烧较为完全，且烧除了装置排放的废水，使整个装置正常情况下无废
水排放。
e 提浓工序排出的聚合物浆也送焚烧炉烧除。
f 乌克兰的技术中，部分氧化单元的单线生产能力为 10,000 吨 /
年，而四川维尼纶厂引进的 BASF 技术的相应部分的生产能力只有 7,500
吨/年。
综上所述，乌克兰的技术有一定的优势，但国内无生产操作经验，
需要引进技术，而以四川维尼纶厂引进的 BASF 技术为基础的技术，国内
有设计、操作和生产经验，除少数设备外可全部国产化，但也有一个技
术使用权转让问题。虽然四川维尼纶厂现有的乙炔装置生产能力约为
30000 吨 /年、 37500 吨 /年，而本工程所需的乙炔装置生产能力约为
45000 吨/年，但从上述规模扩至为 45000 吨/年不存在技术风险。
不管是 BASF 部分氧化技术还是乌克兰部分氧化技术，都源于
BASF，其生产流程、建设投资和消耗都差不多。因此，是采用乌克兰的
乙炔生产技术还是四川维尼纶厂现有的乙炔生产技术或直接向 BASF 购买
技术，待将来视技术来源的可能性而定，现暂以四川维尼纶厂的技术指
标为研究依据。
（4） 引进技术和设备
本装置的大部分设备都能做到国产化，仅裂解气压缩机和循环气压
缩机国内技术尚不太过关。为稳妥起见，拟从国外引进上述两种设备。
如果引进乌克兰技术，因属首次，建议还要引进关键设备乙炔炉。
工艺流程说明和消耗定额
（1）工艺流程说明
a 概述
本装置以天然气为原料，氧气为辅助原料，经部分氧化生产乙炔，
主要由以下几个工序组成：
（a）部分氧化工序
（b）裂化气压缩工序
（c）乙炔提浓
（d）溶剂处理和溶剂贮存
（e）炭黑水处理工序
（f）界区内公用工程
（g）乙炔加压工序
b. 部分氧化工序
(a) 天然气预热
从天然气总管来的 (G)天然气经过分离器除去水分后，经调
节减压至 (G)，进入天然气加热炉，天然气的流量由调节阀调
节。天然气进入加热炉前，在天然气过滤器中除去铁锈等固体物质以避
免铁锈在高温下被 CH4 还原再遇氧剧烈氧化发生早期着火现象。同时还
在加热炉入口天然气中加入水蒸汽，防止天然气预热不均、结焦、炭化
及混合器早期着火。
天然气加热炉中，天然气从 30℃被加热到最高 650℃。为了防止天
然气中高级烃类发生裂解，天然气加热炉采用大的气流速及对流段（上
段）天然气与燃烧气逆流，而辐射段（下段）则为并流方式，使炉内管
壁与天然气之间形成一个较小的温度梯度，消除局部过热现象。出口天
然气压力大约为 Mpa(G)。
当天然气加热炉火焰熄灭和温度过高时，联锁系统启动切断燃料
气，使本单元部分联锁停车，并通入氮气。
(b) 氧气预热
氧气总管来的 Mpa(G)氧气由流量比值调节系统根据进入天然
气加热炉的天然气流量来调节进入氧气加热炉的氧气流量。同样在加热
炉中氧气预热到 650℃。该炉采用与天然气加热炉相似的高气速及结构
型式，以保证氧气被逐渐加热。加热炉出口氧气压力为 Mpa(G)。
氧气加热炉也用天然气作燃料气，控制方式与天然气加热炉相同。
(c) 乙炔炉中的反应
乙炔炉进行部分氧化反应，其反应式如下：
2CH4→C2H2+3H2 —402kJ
经过加热炉的氧气和天然气，在最高温度 650℃和 Mpa(G)
下，分别进入乙炔炉上部的混合器中混合，混合过程中如因局部氧比较
高、停留时间过长或因杂质的带入造成早期着火，则由压差监视，首先
自动吹入 1500m3/h 氮气，使火焰熄灭，5 秒后，火焰未熄，则继续吹氮
20 秒，同时部分氧化单元小联锁停车。混合后的气体经高速管、扩散
道、烧嘴板进入反应室进行部分氧化反应。为了提高乙炔的产率避免乙
炔深度裂解，反应中用三排环形喷嘴喷入淬火水骤冷，终止反应。淬冷
后的裂化气去冷却塔下段进一步冷却除炭。
在烧嘴板内及下部设置了轴向和径向的辅氧，用于正确限制火焰反
应开始的位置，并稳定反应火焰。辅氧流量由调节阀调节。
乙炔炉中反应生成的炭黑一部分被淬火水洗去，一部分被裂化气带
走，还有一部分则沉淀在反应室侧壁，形成炭黑结块，必须定时用刮炭
棒刮除炭黑。刮下的焦炭和洗下的炭黑随淬火水排入焦炭分离器，在此
水和部分轻炭黑与焦炭分离，上层水和轻炭黑进入炭黑水集合管与冷却
塔、电除尘器排出的水汇合，重力流入炭黑水洗槽单元处理后循环使
用。焦炭分离器下部的焦炭和部分水排入地沟，流入炭黑洗槽单元处
理。
乙炔炉为了避免烧嘴板和反应室在高温下变形和烧坏，设置了冷凝
水夹套冷却。当冷凝水回流过低时，就会联锁停车，同时切断氧气供
给。
此外，为了部分氧化单元的安全运行，对乙炔炉采用了安全可靠的
自控联锁保护系统，包括：烧嘴板温度高限报警联锁、反应室的温度高
限或低限报警联锁以及乙炔炉裂化气出口压力高限或低限报警联锁等措
施。
(d) 裂化气的冷却和净化
离开乙炔炉的裂化气被水蒸汽饱和，其温度为 89℃左右，压力约为
Mpa(G)，在冷却器中直接用炭黑水喷淋冷却。裂化气从下往上流过
冷却器，冷却到 60℃左右后，从冷却器下段顶部流出进入电除尘器。
冷却器下部出来的裂化气进入电除尘器再次除去裂化气中的炭黑。
电除尘器上部喷淋少量软水，使两电极间气流中的炭黑被带负电荷的小
水滴捕集，被电离水包围的炭黑颗粒就沉淀到沉淀电极板上，然后被连
续水膜冲掉，炭黑水从底部排出，除尘后的裂化气返回冷却器。
裂化气冷却塔上段和下段用水封气密隔板隔开。所用大部分冷水水
来自炭黑水循环系统，分别在水封之上和之下进入裂化气冷却塔。塔顶
部注入软水进行最后冷却和洗涤，洗涤后的 35℃的裂化气去气柜或裂化
气压缩机。
裂化气冷却塔的三股喷淋水均由调节阀调节控制。
为避免水蒸汽在高压绝缘箱体冷凝而击穿漏电、炸裂，在电除尘器
的箱体夹套内通入不低于 100℃的蒸汽保温。在上部电缆绝缘子中连续
通入氮气保护，避免外界空气进入形成爆炸性气体。开车时，为了防止
炭黑沉积在绝缘子上产生漏电，用 100℃天然气吹扫绝缘箱体。
电除尘器的出口管道上设有在线氧含量自动分析仪监视裂化气中含
氧量，当含氧量高于高限时，就自动切断电除尘器的高压电源，该单元
临时停车，同时在电除尘器上设有两个防爆膜片，当压力超过
Mpa(G)时防爆膜片破裂。
从裂化气冷却塔顶部出来去气柜的精制裂化气，在去裂化气气柜的
管线上，设有一支管，通向水封，水封罐的浸没深度较氧化单元的其它
水封小，这作为乙炔炉系统的安全装置，当系统内压力升高时，此水封
首先起作用，自动而安全地把裂化气导入公用火炬。
在紧急情况下，单元临时或紧急联锁停车时，相应电磁阀打开，裂
化气去火炬放空燃烧，同时另外相应电磁阀关闭，切断去气柜的裂化
气。
c. 裂化气压缩工序
（a）裂化气气柜：
从部分氧化工序来的反应气储存在 6kPa 下操作的约 12000 米 3 容积
的气柜中。其储存能力足够容纳约 10 分钟内生产的反应气。因为气柜在
操作过程中可以装到约 70%的体积，所以当反应气生产完全停止 5 分钟
也不需要关闭提浓工序。气柜的缓冲容积可使部分氧化和提浓工序的操
作延续约 5 分钟，从而提供了较高程度的无故障操作。
通过摆锤管（“U”型管）可向气柜供气或从气柜放气。在紧急情况
下，阀门自动打开，气柜内的水就充满“U”型管。“U”型管可通过水
封放水而使反应气不致逸出。在气柜的位置低时蒸汽透平的转速下降，
最低可达原来的 70%左右，并打开压缩机附近的旁通阀。气柜位置过低
时就会切断压缩机。在气柜的位置高时，旁通阀关闭而蒸汽透平的转速
增加，气柜位置过高时就使部分氧化工序关闭。
（b）反应气的压缩
从部分氧化工序出来的反应气约含 8%（体积）的乙炔，在气柜的摆
锤管之后与来自提浓工序的两股富乙炔循环气流合并，形成含乙炔约
11%（ 体 积 ） 的 混 合 气 。 差 不 多 完 全 利 用 乙 炔 的 最 大 许 可 分 压
（ 12kg/cm2（绝压）。当压
缩混合气的乙炔含量高于 %（体积）时，分析器就会发出警报。为
了防止气体中的乙炔浓度超过正常值，采取了下列预防措施：一，使富
乙炔循环气流不能进入气柜，而把富乙炔循环气流送入去气柜的摆锤管
之后的反应气管路；二，反应气流量小时，控制循环气 I（乙炔含量约
为两股循环气流中乙炔含量的 90%）的比例调节器可防止反应气混合物
中乙炔浓度的升高。
安全水封使循环气 II 压力不至过高。循环气 I 的水封设在提浓工序
中。
用两段螺杆压缩机将接近 1 大气压的反应气混合物压缩到最终许可
压力 12kg/cm2（绝压）。
考虑到待压缩的气体量变化，所以设置了两台压缩机并联。压缩机
用蒸汽透平驱动。高压段直接驱动。低压段则通过传动装置驱动。采用
螺杆压缩机的原因是它们能处理污染气体而不影响操作的安全。反应气
含有许多可生成聚合物的微量物质。为抑制聚合（高温有利于聚合），
采用了向吸气管内喷水的办法，将各段出口气体温度控制在 80 度以下。
发出高温警报时，压缩机会停车。向压缩机供应的密封水，一部分水通
过充满密封水的浮动环漏入压缩机内，另一部分水循环使用。设在压缩
机各段后面的安全阀会在排气压力过高时打开，并将排出气体送入吸气
管。还装有紧急排气设备，这些排气设备用于开车，以及压缩机停车。
从压缩机各段出来的反应气分别在中间冷却器和最终冷却器中用水直接
喷淋，使之冷却到 45 度左右，为了防止冷却器的淋洒系统被聚合物堵
塞，直接冷却器中的喷淋密度应高一些。
用泵将直接冷却器用的喷淋水升压到所需压力。
当最终冷却器出来的反应气升到所需压力时，相应的压力开关就打
开有关的阀，反应气送往提浓工序。
冷却器的喷淋水在液位控制下靠泵或靠本身的压力流到脱气塔中
（在液位高时压缩机被停车）。由于与反应气接触而溶于水中的乙炔用
提浓后的尾气吹除。这些冷却水送入脱气塔顶部，并由水喷嘴分布在喷
淋系统上，于此与从塔底引入的尾气逆流接触而将乙炔带走，得到的气
体混合物返回压缩工序。脱气塔底部积储的水经液位控制后通过水封流
到凉水塔中。
d. 炭黑水处理工序
（a）炭黑水系统
乙炔炉下部淬火水，裂化气冷却塔冲洗水及电除尘器冲洗水，三股
炭黑水自流汇集到炭黑水收集总管，在脱气罐脱水后流到各炭黑洗槽，
经刮炭处理后，炭黑去焚烧装置，较干净水一部分用泵直接返回作各列
乙炔炉上、中环淬火水，大部分经凉水塔冷却后用泵送到各用户，其中
一路返回乙炔炉作下环淬火水。
（b）烧嘴板冷却水系统
由各列烧嘴板来的冷却水收集在常压接收槽中，然后由泵并经冷却
器冷却后到收集槽，然后返回各列烧嘴板，当收集槽液位低于低限，由
液位控制器使本单元（氧化）部分大联锁停车。
（c）炭黑水冷却
应于凉水塔中冷却的炭黑水包括三股：a、来自炭黑分离池的炭黑
水；b、用于反应气压缩时直接冷却的喷淋水；c、在提浓工序蒸汽喷射
器操作中用于冷凝喷射蒸汽和气流中所带的蒸汽的冷却水。后两股水在
凉水塔中共同冷却时，才与炭黑水接触。这就是上述三股水通称为“炭
黑水”（即含微量炭黑水）的原因。来源不同的热炭黑水（平均温度约
为 63 度）重力自流入凉水塔的热水池中，并借助三台液下泵中之两台，
送到双曲式凉水塔的配水槽。热水池的水位借助液位控制器来保持。这
样就保证：泵的浸入深度不会低于所需的深度；因而不会吸入空气。从
配水槽出来的水在填料层与塔底上升的空气逆流接触，并部分汽化而冷
却后，并收集在凉水塔主收集池内。主收集池内的水位和冷水池内的水
位是相同的，因为冷水池和主收集池是相通的，中间没有隔墙。水位由
水位报警器监控。在水位高时，水就经排出装置排入下水道，若发生低
水位报警，就可能出现这样的危险，即用来把冷水送回装置中的二台液
下泵将吸入空气而发生爆炸危险。低水位报警说明冷却水在装置中有所
漏损。若未能找到漏曳位置或未能及时修好时，应将装置立即停车（全
部停车）。冷水温度过高或压力过低，控制室就发出信号。
由排污泵将部分冷水排入下水道，以避免系统中的盐产生沉集（规
定为德国硬度 8 度左右）。
为了清洗冷水池，将闸式曳水阀开启，池内的杂物排放到下水道
中。热水池可用安设在池中的泵抽干。
e. 提浓工序
（a）乙炔提浓
反应气在提浓工序中通过溶剂 N-甲基吡咯烷酮（简称 NMP）的选择
性吸收，分离成三种气体混合物：尾气、产品乙炔和高级炔（称为
HA）。
来自压缩机含有 11%（体积）乙炔的反应气，进入于 压
力下操作的预吸收塔。此塔采用与主吸收塔相同的溶剂 NMP 洗涤吸收。
随反应气带入的大部分蒸汽在预吸收塔的下段除去。释放出来的热量通
过循环溶剂经冷却器除去。为了防止污染物进入主吸收系统，易溶解的
组分（如萘和丁二炔，包括苯）在预吸收塔的中段除去。补充的清洁溶
剂在塔的顶部被乙炔预先饱和，溶解热通过循环溶剂经冷却器除去。由
于溶剂进行二次中间冷却，它能够溶解较多的高级炔烃。因而只需用少
量溶剂。溶有高级炔的载气溶剂从预吸收塔底到解吸工序解吸而得到再
生。
除了不需要的组分（苯、丁二炔和萘）外，从预吸收塔底出来的溶
剂也含有高比例的乙炔，这部分乙炔必须进行回收以提高收率。为此，
上述溶剂在乙炔气提塔中被减压到约
气送入其底部，因而大部分乙炔被解吸出来，而丁二炔和萘仍留在溶剂
中。塔顶气体作为循环气 II 送入压缩机吸入端。为防止溶剂中的萘在低
温状态下析出，造成填料的堵塞，所以从预洗塔底来的溶剂经溶剂换热
器升温后进入本塔。塔底溶液在高级炔气提塔中被减压加热解吸高级
炔。
经预吸收塔预净化过的反应气进入主吸收塔，乙炔和更易溶解的组
分在压力（
气送尾气水洗塔洗涤夹带溶剂后送界区。尾气由约 88%（体积）的氢和
一氧化碳组成。
溶有乙炔的载气溶剂减压进入逆流解吸塔的顶部。
由预脱气塔送来的富乙炔气在逆流解吸塔中被主吸收塔来的载气溶
剂逆流净化。由于这部分乙炔浓度高，逆流解吸塔和预脱气塔均在低压
下操作。比乙炔更难溶解的反应气大部分组分，在溶剂流入逆流解吸塔
顶闪蒸时被除去。
残留的少量可溶物，特别是二氧化碳在同塔底进来的富乙炔气逆流
接触时解吸出来，并自塔顶排出。这样，存在于逆流解吸塔顶的气体混
合物除低溶解度组分外，尚含比例甚高的乙炔。这部分塔顶气体作循环
气 I 回到反应气压缩机吸入端以降低乙炔损失。从预脱气塔来的富乙炔
气中比乙炔更易溶解的重组分在逆流解吸塔下部被除去。仅有很少的重
组分进入粗乙炔中。这样，高级炔在溶剂重高度浓缩，而在真空脱气塔
底才被大量脱吸。
气流中乙炔浓度最高点大约在逆流解吸塔中段，在此抽出粗乙炔，
其纯度约 99%（体积）。
为了经济合理，从逆流解吸塔出来的载气溶剂分两步脱气。首先载
气溶剂与真空脱气塔底部出来的清洁溶剂换热，再用蒸汽加热到约 105
度，并降压到约 后进入预脱气塔。这时，大量溶解的乙炔被
解吸。然后再降压进入真空脱气塔。在此塔底部，溶剂用循环蒸发器加
热到沸点，以保证仍留在溶剂中的全部气体被脱除。在 116 度和
塔底操作条件下，多余的水从溶剂中全部蒸出而保持溶剂中
的最大含水量越为 2%（重量）。由于溶剂 NMP 的沸点较高，因高级炔聚
合而污染的程度又随温度升高而增加，所以此塔需要在负压下操作，以
降低沸点。脱气后的溶剂冷却到约 20 度，再循环到主吸收塔的日用贮
槽。真空塔顶的蒸汽，除了乙炔外，主要含有水蒸气、溶剂蒸汽和高级
炔，在溶剂冷凝器中均被冷却到 40 度，这时，大多数溶剂蒸汽被冷凝下
来，冷却了的气体在真空鼓风机中压缩并在预脱气塔中与载气溶剂逆流
接触，塔顶乙炔混合气供逆流解吸塔作汽提气用。
在真空脱气塔中部高级炔达到最高浓度而作为侧流引出。此侧流气
在高级炔气提塔中用来脱除从乙炔气提塔来的载气溶剂中的丁二炔、苯
和萘。而溶剂的最终脱气和多余水分，通过循环蒸发器加热到沸点，在
高级炔气提塔底部进行最终脱气和蒸发。最终脱气后溶剂抽出一部分送
到溶剂处理工序的连续蒸馏部分，以除去溶剂中的聚合物，而另一部分
经冷却送回到预吸收塔日用贮槽。
离开高级炔气提塔塔顶部的高级炔通过水洗塔和混合冷凝器用三级
蒸汽喷射器抽吸并压缩到大气压后排出。为了安全起见，压缩时高级炔
用尾气稀释，最后在火炬中烧除。
离开提浓工序的气流仍含有不应损失的溶剂蒸汽，因此要用冷凝水在塔
中洗下回收。所有水洗塔中引入的水和反应气带入系统的水均在真空脱
气塔、高级炔解吸塔中除去。水蒸气从高级炔水洗塔顶部与高级炔气一
起排出，大部分在冷凝器中冷凝下来。
（b）溶剂循环
预吸收系统的溶剂用泵从位于预吸收塔底部的日用贮槽打到预吸收
塔的顶部；主吸收系统的溶剂由泵从位于真空脱气塔底部的日用贮槽打
到主吸收塔的顶部。溶剂流量由控制器保持恒定，并能在控制室中进行
调节。在泵出现故障时，控制阀会自动关闭，以防止仍处于压力下的吸
收塔通过溶剂管道而泄压。
送往预吸收塔的清洁溶剂与顶部循环的溶剂一道送到塔顶内的分配
盘。然后溶剂逐渐下降通过一层星花填料，并被上升的反应气预先饱
和，并因吸收溶解热而被加热到 40 度以上。大部分溶剂用泵从升气管受
液盘抽出，通过冷却器用冷却水冷却到 20 度，再返回塔的顶部，同时相
当于补充的清洁溶剂数量的部分溶剂，以液位控制器控制流入预吸收塔
的中段。
塔的中段设有 10 块条式泡罩塔板，在此除去反应气中的重组分（丁
二炔、苯、萘）。然后流到下面的分配盘上。
在塔的底部，溶剂缓慢地流过一层星花填料而除去反应气中大部分
水蒸气。同时溶剂的温度升高到 45 度。富含水的载气溶剂用泵从底部抽
出。大部分溶剂通过冷却器被冷却到 43 度后返回到塔中段下面的分配
盘。根据塔底的液位，其余的溶剂在液位控制下送乙炔气提塔。
加入主吸收塔顶部的清洁溶剂，从顶部的分配盘流过五层带中间分配盘
的星花填料，同反应气逆流接触后进入主吸收塔的底部，在这里溶剂已
被乙炔和低溶性组分所饱和。主吸收塔顶排出气中按分压大小带走时溶
剂蒸汽在尾气水洗塔中被冷凝水除去。混合冷凝液由重力自流进入主吸
收塔底部。
借助主吸收塔中的压力，溶剂被自动地压到逆流解吸塔的顶部。溶
剂压入量由液位控制器根据主吸收塔底部的溶剂量进行控制。为了防止
在操作发生故障时，在压力下操作的预吸收和主吸收系统通过进逆流解
吸塔的溶剂管线突然降压，在塔底控制阀前设置了一个根据浮子原理而
动作的气封。
在逆流解吸塔中，载气溶剂流过五层星花填料与上行乙炔逆流接触
后流入底部。塔顶排出气和产品乙炔气带走的溶剂蒸汽用冷凝水在循环
气水洗塔和粗乙炔水洗塔中除去。混合冷凝液由重力自流进入逆流解吸
塔底部。用液位控制逆流解吸塔的液位。载气溶剂用泵从逆流解吸塔底
部抽出，通过换热器组和加热器送到预脱气塔，与此同时把由混合冷凝
液收集槽来的混合冷凝液（主要为水）通过泵一并送入预脱气塔。在换
热器组中，载气溶剂同从真空脱气塔出来的已脱气热溶剂热交换，并在
加热器中进一步将载气溶剂加热到工艺要求的温度（约 105 度）后进入
预脱气塔。
载气溶剂中溶解的大部分乙炔在预脱气塔脱吸。溶剂与来自真空鼓
风机的回流气逆流通过星花填料层，然后流到塔的底部，并由液位控制
器送入真空脱气塔中。为了在操作发生故障时使真空鼓风机不返入液
体，在其排气管的最高点装设的切断阀会自动切断此管路；并在预脱气
塔的底部装置了溢流管，将多余的液体排入逆流解吸塔的底部。
在真空脱气塔的三个星花填料层解吸余留气体后，溶剂流入循环蒸
发器，在此多余的水被蒸发。蒸发的程度由控制器调节通过循环蒸发器
中的水蒸气量来确定。水蒸气量是按照真空脱气塔溶剂含水约 2%（重
量）和绝对压力 下的 NMP 的沸点和其蒸发量来确定的。真
空脱气塔底部的液位由液位控制器控制。用泵把脱气后的清洁溶剂通过
板式换热器组输送到真空脱气塔下面的日用贮槽，然后在返回到主吸收
循环中去，上述板式换热器组，先与流经预脱气塔的载气溶剂热交换，
将清洁溶剂冷却到约 60 度然后用循环水和冷冻水冷却到工艺要求的最适
宜温度（约 20 度）。
从预吸收塔底溶剂泵送来的溶剂，在乙炔气提塔中减压到约
流到塔的底部，而把大部分溶解的气体汽提出来。汽提出的气体中带走
的溶剂在塔的顶部用冷凝水洗涤回收进入混合冷凝液位收集槽。塔底溶
剂用液位控制器控制液位，并借自身压力流入在真空下操作的高级炔气
提塔，溶剂中的其余气体在此被脱除。溶剂中多余的水用强制循环蒸发
器蒸发，也在此塔的底部除去。溶剂循环泵将适量的循环溶剂通过交替
使用的二台蒸发器中的一台。由温度控制器控制其出口温度（约 125
度）。循环溶剂入塔时水就汽化，余下的溶剂通过板式热交换器用冷冻
水将溶剂冷却到约 20 度。然后由液位控制器控制流量打到预吸收塔下面
的日用贮槽中去。
在溶剂循环泵之后连续抽出一部分热溶剂送到溶剂处理工序中进行
处理，以除去聚合物。处理过的溶剂重力自流入真空脱气塔下面的日用
贮槽中，相当于从预吸收塔送去乙炔回收塔数量的溶剂，依靠液面控制
器控制，用泵从主吸收循环中补充到预吸收系统。正因为在提浓和溶剂
处理工序溶剂不可避免地有损耗，常需要用泵将溶剂从贮槽补充到真空
脱气塔下面的日用贮槽中去，这些泵既单独操作又可以在最初装料时一
起操作。
冷却到 40 度的冷凝水用来从排出气体中除去溶剂蒸气。流到各水洗
塔的少量冷凝水是用人工就地调整的，并直接或经过混合冷凝液收集槽
流入溶剂循环。在高级炔水洗塔中溶剂蒸气是通过大量的冷凝水洗涤回
收的，冷凝水的数量从控制室通过流量控制器调节。冷凝水从高级炔水
洗塔的底部流入混合冷凝液收集槽，从真空鼓风机前溶剂冷凝器来的冷
凝了的溶剂，也同样送入混合冷凝液收集槽内。混合冷凝液用泵送到逆
流解吸塔底泵的排出端，进入溶剂循环。在此之前，来自计量槽的
K2CO3 溶液加入混合冷凝液中，这样就可大大减轻聚合物在换热器和加热
器中的沉积。加入系统的量应与溶剂处理时排出系统的量相等，以保持
溶剂中 K2CO3 含量约为 100ppm。水洗引入循环的水、反应气和溶剂处理
带入的水通过蒸发器除去，并与高级炔气一起从高级炔水洗塔顶部排
出。
（c）气体循环
经压缩过的反应气于 12kg/cm2(A)的压力下首先通过分离器，以除
去反应气中夹带的液滴，然后进入预吸收塔和主吸收塔，在此反应气中
的水蒸气和在溶剂中易溶解的重组分（包括乙炔）在塔中被下流的溶剂
吸收，尾气则从塔顶排出，经过尾气水洗塔以除去夹带的溶剂蒸汽，在
压力控制起的控制下送出装置，在正常操作条件下，它以约 10kg/cm2
（A）压力提供使用，以压力控制器控制两个吸收塔中的压力和反应气压
缩机的出口压力。与此同时，当尾气用户用量少时，压力控制器就将多
余的尾气放到尾气火炬中烧除。火炬具有用天然气作燃料的永久火焰，
天然气的压力用压力控制器降低。火炬也与氮气管接通以便连续冲洗，
以保安全。
尾气从压力调节阀之前抽出一部分于各气提塔和喷射器中用作汽提
气或稀释气。当吸收塔中的压力过低时，压力控制器就切断上述的尾气
供应。同时电磁阀就自动切断通入喷射器的尾气并调向通入天然气，使
高级炔的稀释得到保证，同时手动开启通入脱气塔的氮气。尾气中的乙
炔含量用气体分析器来监控。因此主吸塔中溶剂量不足以吸收乙炔时可
以重新加以调整。尾气中乙炔含量增高到 %（体积）时将报警。
预脱气塔解吸的富乙炔气和从真空鼓风机来的气流一起进入逆流解
吸塔的底部。高级炔烃同进入塔顶部的载气溶剂（来自逆流解吸塔）逆
流接触，在塔底部被除去，而在逆流解吸塔上段气体中所含的乙炔可用
来汽提难溶解气体。在逆流解吸塔中部乙炔浓度最高处，粗乙炔作为测
流引出，经水洗塔以回收溶剂蒸汽，并且在压力控制器的控制下送乙炔
升压工序或去乙炔气柜。压力控制器用以维持逆流解吸塔—预脱气塔系
统的压力，同时也确定了真空鼓风机的排出压力。粗乙炔的质量由分析
器来监控。塔顶气体的数量须由流量控制器根据粗乙炔中二氧化碳的含
量加以调节。当二氧化碳含量升高到 %（体积）时发出警报。循环气
I 离开逆流解吸塔塔顶，在水洗涤塔中回收溶剂蒸汽后送入反应气压缩
机的吸入端。送入量通过流量控制器与进入压缩机的反应气进行比例调
节，其调节值由反应气管道上的流量计给定。这就保证了进压缩机的气
体中乙炔含量不会因循环气乙炔浓度过高而超过压缩时允许的安全浓
度。多余的循环气体，经流量调节器放入火炬 y590 烧除。
预脱气塔底溶剂经减压后脱吸的气体与真空脱气塔的塔顶气混合，
混合气首先在 90 度左右从真空脱气塔送到溶剂冷凝器（用冷却水冷
却），大部分溶剂蒸汽被冷凝。同时混合气也被冷却到约 40 度，然后送
入真空鼓风机，在此从 压缩到
力），并经分离器送到预脱气塔。
预吸收塔底溶剂中溶解的乙炔，在以尾气作为气提气的乙炔气提塔
中解吸出来。气提用尾气来自塔尾气水洗塔的顶部管线，由流量控制器
控制进入乙炔气提塔。解吸出来的气体在塔上段五块条形泡罩塔盘上由
冷凝水洗去溶剂蒸汽，然后作为循环气 II 送到压缩机的吸入端。
部分高级炔气从真空脱气塔作为侧流引出，在高级炔气提塔与乙炔
气提塔塔底来的载气溶剂逆流接触，塔顶排出气在高级炔水洗塔中用冷
凝水洗涤溶剂蒸汽，压力为 50 度并被水蒸气
饱和的高级炔气离开高级炔水洗塔顶部后，用三级蒸汽喷射器压缩到大
气压。高级炔气中水蒸气含量很高，因此，大部分蒸汽用含微量炭黑冷
却水在混合冷凝器中使之冷凝，以便使蒸汽喷射器第一级吸入气体的流
量尽可能地低，以降低操作费用。当混合冷凝器冷却水出口温度太低
时，萘将会沉积下来，可能堵塞冷凝器和管道。因此，必须将它控制在
40~45 度范围内，它由改变冷却水流量来控制。
高级炔气用混合冷凝器的蒸汽喷射器（考虑设备污染，所以设置两
套，一套备用）进行压缩，经过阻火器送到高级炔火炬。为了防止因操
作蒸汽压力降低而引起空气倒流入真空系统，当蒸汽压力低于蒸汽喷射
器正常操作所需压力时，压力报警器将迅速切断蒸汽喷射器与混合冷凝
器的连接管路。为了安全起见，必须在蒸汽喷射器的第二段和第三段加
入大量的稀释气体，以使丁二炔分压保持在
气作为稀释气，若尾气发生故障时将会自动用天然气来代替，其数量可
以就地调整。如果稀释气流量不足，高级炔气会自动切断。
在线分析器指示出高级炔气中氧含量，以监控真空系统中气体的泄
露，当氧含量达到 %（体积）时发出警报。
抽出的高级炔气量取决于从真空鼓风机出来的循环气体中高级炔的
浓度。用气体密度来测量高级炔烃的浓度，并可通过改变第一段喷射器
之前的蒸汽供入量来调节。经过压缩的高级炔气在高级炔火炬中充分燃
烧。高级炔火炬象尾气火炬一样，有三个以天然气为燃料的永久火焰。
于内部和外部补充的蒸汽用控制室来遥控。
（d）循环气压缩工序
离开真空脱气塔顶部的气体在
风机送到预脱气塔。安装了两套鼓风机组，每套为 100%负荷，互为备
用。
为了减少抽气体积和降低压缩机出口气体温度，在压缩机进口前设
置溶剂冷凝器，气体在其中由 90 度冷却到 40 度，同时将大部分蒸汽除
掉，冷凝液经一个大气真空腿（简称大气腿）流到混合冷凝液收集槽，
然后由泵送入溶剂循环。
由于在真空鼓风机吸入管喷入液体而使鼓风机排气温度保持在 75 度
以下。喷入的液体在溶剂分离器中分离出来，并用泵抽出，经循环溶剂
冷却器冷却到约 45 度，再喷入鼓风机吸入管。循环液体量根据鼓风机排
气温度由温度控制器来控制。根据冷凝液分离器的液位，冷凝液可通过
液位控制器控制自动流入冷凝液收集槽或用泵从冷凝液收集槽中抽出而
补充入溶剂分离器中。
从溶剂分离器出来的压缩气体在
入预脱气塔中。鼓风机的出口压力由装在逆流解吸塔乙炔出口管线上的
压力控制器确定。位于真空脱气塔的吸入侧的压力，由压力控制器通过
调节阀从排气侧通到溶剂冷凝器前面的回流量来控制。
每台鼓风机有内部回流，供鼓风机开停车时迅速泄压。循环气的氧
含量由在线分析器监控，当氧浓度达到 %（体积）时发出警报。
f. 溶剂处理和溶剂贮存
（a）工艺过程原理
一部分高级烃生成的聚合物在溶剂中成为真溶液或胶体溶液。为了
把聚合物在提浓循环溶剂中的含量限制在一定范围内，在溶剂循环泵出
口抽出一部分溶剂送入溶剂处理工序。抽出量是使主吸收溶剂中聚合物
含量最高不超过 ~%（重量）。
在溶剂处理工序中，溶剂经过两步操作来分离聚合物。处理装置包
括连续真空蒸馏（通过蒸馏使溶剂中聚合物浓度增大到原来的十倍）和
分批的干馏两部分。分批干馏是在真空下把剩余溶剂蒸发至出现干聚合
物残渣。真空蒸馏仅有一个蒸发器，而干馏则有五个平行的干馏槽。连
续蒸馏出来的冷凝液主要用于清洗（仪表、机械密封），而多余的冷凝
液送入提浓工序的溶剂日用贮槽（真空塔 2D0440 下面）。干馏出来的冷
凝液返回连续蒸馏的溶剂循环。这些冷凝液可能仍含有少许干馏时带出
来的聚合物，不适于作冲洗用。
（b）连续蒸馏
连续真空蒸馏主要包括两组加热器、一个蒸发器、一个冷凝器及一
组三级蒸气喷射器（包括冷凝器和冷凝液分离器）。大量的溶剂用泵送
入加热器以及蒸发器进行循环。蒸发器液位控制器可启闭溶剂供应阀以
保持蒸发器液位的恒定。用温度控制器（二组切换用）用来控制和保持
进入蒸发器的溶剂温度恒定。它是以装在蒸汽管线上的控制阀来调节蒸
汽的流量，温度调节到使一部分循环溶剂能被闪蒸。
由于重组分在高温下易聚合，需处理的溶剂必须缓慢地加热。所以
蒸汽首先于蒸汽饱和器中用冷凝水降低加热蒸汽的温度。加热器分两
组，一组操作，一组备用，可切换使用以便进行清洗。每一组由两个卧
式列管换热器串联而成。因液体是强制循环所以在加热器中的速度是较
高的。蒸发器是一个真空度约
理于压力下的液体突然膨胀并进行液体与蒸汽分离。从蒸发器出来的蒸
汽在冷凝器中冷凝，冷凝液（溶剂）通过大气腿进入兼作密封用的收集
槽，并设有一溢流管将多余的溶剂送往真空塔底日用贮槽。
由于溶剂蒸汽在冷凝器中按特定路线冷凝以及设置有而次表面冷凝
器，因而几乎没有溶剂蒸汽进入第二级蒸汽喷射器的吸入口。所以此处
溶剂损失较小。冷凝器的冷凝液出料管线上装有视镜，以便检查冷凝液
是否洁净和真空蒸馏的操作是否正常。
借助三级蒸汽喷射组造成系统的真空。蒸汽喷射器分别直接安装在
附属混合冷凝器之上。混合冷凝器冷凝液出料管插入带有氮气冲洗的水
封。
从连续蒸馏系统的溶剂循环泵出口抽出一股支流，流经旋风分离器
进入干馏系统。分离器能使连续蒸馏的循环溶剂中较大颗粒的聚合物得
到良好分离并将其送走，送走的量决定于连续蒸馏中聚合物浓度（最高
浓度大约 8~10%（重量））。含较小颗粒的聚合物溶剂重新进入溶剂循
环系统。
（c）干馏
经旋风分离器底部分离出来的浓缩溶剂通过装有自动定时仪的开关
控制阀流入贮槽。其数量流量计计量。
浓缩溶剂用泵从贮槽分批送至高位的计量槽，再由人工操作的放料
阀送到五台干馏槽中。
在压力约 kg/cm2（A）连续搅拌下，干馏槽中溶剂用蒸汽夹套
加热，直至出现聚合物残渣（约需 22 小时）。蒸发是不连续的，一开始
蒸发很快，然后逐步变慢。每台干馏槽都设置有一套产生真空的两级蒸
汽喷射器。
用附属的蒸汽喷射器组从干馏槽中抽出溶剂蒸汽，在冷凝器中冷
凝。冷凝液流入兼作液封用的溶剂收集槽中。溶剂循环泵将冷凝液送回
连续蒸馏系统。蒸汽喷射器的冷凝液和混合冷凝器的冷却水经过水封排
放。冷凝器的出口管也都安装有视镜，可用于观察冷凝液是否洁净，从
而检查操作条件是否正常，以便调整。当冷凝液逐滴滴下时，说明干馏
快到达终点。为了避免溶剂损失在聚合物浆中，蒸馏必须进行到终点，
没有冷凝液从冷凝器中流出时，将氮气慢慢地送入所联结的干馏槽，同
时关闭加热蒸汽和蒸汽喷射器。再过一些时候从水计量槽中加入一定量
的水。（由于残留物中含有干的粉末状聚合物，它在空气中极易燃烧，
所以要加入水）。搅拌器把水和聚合物混成浆状后打开放料阀，把聚合
物送到放料漏斗，聚合物浆流入下面的收集槽中（四台干馏槽进行操
作，第五台留作备用）。干馏残渣送入废料堆场。
（d）溶剂贮存
溶剂贮槽用来贮存送入装置的新鲜溶剂，用压力控制器使之处于 150
毫米水柱的氮气压力下，以防止氧气进入溶剂。
新鲜溶剂泵用来装卸溶剂或向设备送料。
如果装置停车，大部分溶剂用泵输送到污溶剂槽。其余的溶剂通过
收集管线排到装有液下泵的污溶剂槽。液下泵把污染的溶剂送到溶剂处
理工序中和立式污溶剂槽。可用泵将溶剂从那里送回装置或送到溶剂处
理工序。污溶剂槽也可用来装泄漏损失的溶剂或清洗板式换热器时所产
生的水/溶剂混合物。
g. 界区内公用工程
来自本装置各用户的蒸汽冷凝液收集于冷凝液收集槽，在冷凝液收
集槽顶设一台蒸汽冷凝器回收闪蒸蒸汽。一部分蒸汽冷凝液经高压冷凝
液泵送乙炔水洗塔和蒸汽饱和器，一部分经冷却后送提浓工序水洗塔，
多余的冷凝液送出界区。
来自界区外的 的氮气由氮气贮槽贮存后，部分直接送用。当
装置需用 的氮气量大而又供应不足（或 的氮气供应中
断）时所不足的部分由 的氮气减压补充，以确保安全。
h. 乙炔加压工序
乙炔加压工序由三套相同的装置组成，每一装置包括一台升压器、
一台分离器、一台液环给水泵和一台冷却器。正常情况下，两套操作，
一套备用。下面就第一套系统进行说明。
由提浓工序经阻解塔来的乙炔，其压力约 100 毫米水柱，温度约 25
度，送至乙炔升压机的入口，经压缩至
温度约 30 度。乙炔升压机的入口压力由乙炔气柜的压力来稳定。当乙炔
供应量过大时，多余部分将被送往气柜，乙炔供应不足时，其不足部分
将由乙炔气柜补充。当气柜的位置下降过多时，安装在气柜上的低位开
关将会关闭乙炔升压机及其入口阀。当防爆膜破裂时，与此相对应的开
关也将会关闭乙炔升压机及其入口阀。当乙炔升压机吸入压力过低时，
升压机也会自动关闭。
从乙炔升压机排出的乙炔，在排出压力下送入分离器。这种带水的
乙炔，在分离器中与水分离。然后。通过阻解塔送至乙炔净化工序。若
乙炔升压机排出温度升高，系统将会关闭乙炔升压机，乙炔升压机排出
压力太高，系统将会发出警报，同时关闭乙炔升压机分离器中分离出来
的水，用液环给水泵送至换热器 2 以除去压缩时传递给水的热量。经冷
却后的水送回乙炔升压机，以保持液环所需的水量。当液环供水不足时
系统将会发出警报，过低时将会关闭乙炔升压机。
分离器的液位是通过液位控制器来保持恒定的，当液位过高或过低
时，它将会关闭或打开软水阀。
（2）消耗定额
见表 4-2-1
表 4-2-1 消耗定额和消耗量
消耗量
名称 主要规格 单位
每吨乙
炔产品
消耗定
额
小时
(平均)
小时
（最大）
年
(平均）
备注
原料
天然气
CH4：（mol%)，压力
Nm3 6350
3571
9 ×108
氧
O2≥98（Vol%) 压
力 Nm3 3290
1850
7 ×108
NMP 纯度≥% t
消耗量
名称 主要规格 单位
每吨乙
炔产品
消耗定
额
小时
(平均)
小时
（最大）
年
(平均）
备注
54
碳酸钠 纯度≥% kg 4950
公用工程
循环冷却水
循环上水≥,循环
回水≥,循环水上
下水温差为 10℃
t
67
38
06
4300 ×108
工业水 工业水≥，常温 t 5
28
.2 ×106
饮用水
,常 温 ，
~，浊度≤2ppm t 1
5.
6 ×106
软水
PH（〈25℃）：，硬度
（ 以 CaCO3计 ） ：
〈100ppb，电导率〈10ｕ
s/cm,硅 （ 以 SiO2计 ）
〈100ppb,压力 ，
温度：常温 t
26
.4
14
×106
冷冻水
供 应 ： ~,12
℃ ， 返 回 ：
,17℃ t 93
52
4 ×106
电
双回路，按二类负荷标准
供电，供电电压：380V和
10KV
kWh
72
9
41
08
×108
其中 10KV
电耗约为：
1840kwh/h
中压蒸汽 ，温度 450℃ t
6.
4 36 45 ×106
低压蒸汽 ，温度：饱和 t
8.
1
45
.56 ×106
氮气
， 常 温 ， ≥
Nm3
68
.7
38
8 ×106
，常温 , N2≥
% Nm3
41
0
23
09 ×108
仪表空气 ≥，露点-50℃ Nm3 96
54
0 ×106
工厂空气 ≥ Nm3
4.
5
25
.31 1200 ×106 间断
主要设备选型
（1）关键设备方案比较和选择理由
a. 乙炔炉（反应器）
本装置的核心设备乙炔炉如果采用 BASF 技术为多管炉，是专利设
备。它具有尺寸小、设备结构简单、投资少和运行平稳的优点。单台能
力可达 7500 吨/年，刮炭操作方便。国内有制造经验, 拟国产化制造。
如果采用乌克兰技术为旋焰炉，是专利设备，属首次使用，建议引进。
b. 电滤器
目前国际上的部分氧化制乙炔装置，裂化气的除尘均采用湿式、板
式、园形电晕电极电滤器。该型电滤器运行可靠、除尘效率高，并设有
实用的保安系统。本装置拟选用该型设备国产化制造。
c. 提浓工序的主塔
据多年的运行经验，同类工厂乙炔提浓工序的主要塔（预洗塔、主
洗塔、乙炔解吸塔、预脱气塔、真空脱气塔、高级炔解吸塔等）均为填
料塔。由于采用了高通量、低压降的新型填料，塔不易堵塞，可以省去
经常清洗填料的麻繁，运行稳定。本装置拟选用该型塔，由国内设计制
造。
d. 裂化气压缩机和循环气压缩机
由于工艺气体组份的原因，裂化气和循环气在压缩过程中容易产生
聚合物。这些聚合物容易在设备和管道中沉积，影响连续运行周期。国
际上同类工厂该类气体的压缩纷纷由离心式改为螺杆式，并采用向压缩
机内适量喷水的特殊方式，降低压缩机的排气温度。同时也可清洗压缩
机，减少聚合物的生成和沉积，延长运行周期。实践证明，这种机型对
上述气体的压缩是合适的，本装置也采用上述的喷水式螺杆压缩机。鉴
于本设备为装置的关键设备，国内尚无成熟设备可供选用，因此由国外
引进。
e. 主要换热器
提浓工序的主要换热器大都与含聚合物的溶剂接触。因此，大都选
用易于拆洗的板式换热器。对不宜采用板式换热器的（如再沸器、加热
器和操作压力高的换热器等）采用列管式换热器，在设计时也将含聚合
物介质走管内，以便进行清洗。
f. 溶剂泵
提浓溶液 N—甲基吡咯烷酮价格较贵，为减少溶剂损失和对环境的污
染，所有的溶剂泵均采用带机械密封的 F 型离心泵。
（2）主要设备表
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
1 预洗塔 CS 1
2 主洗塔 CS 1
3 尾气水洗塔 CS 1
4 逆流解吸塔 CS 1
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
5 粗乙炔水洗塔 CS 1
6 阻火塔 CS 1
7 阻火塔 CS 1
8 循环气水洗塔 CS 1
9
真空脱气/预脱气
塔
CS 1
10 乙炔气提塔 CS 1
11 高级炔气提塔 CS 1
12 高级炔水洗塔 CS/SS 1
13 阻火塔 CS 1
14 阻火塔 CS 1
15 分离器 CS 3 乙炔升压机配套设备
16 分离器 CS 1
17 尾气火炬 SCS 1
18 高级炔火炬 SCS 1
19 蒸汽饱和器 CS 1
20 冷凝液收集槽 CS 1
21 脱气塔 CS 1
反应气压缩机组配套
设备
22 溶剂分离器 CS 1 真空压缩机配套设备
23 循环溶剂冷却器 CS 1
24 侧流溶剂冷却器 CS 1
25 预热器 CS 1
26 溶剂换热器 CS 1
27 溶剂循环蒸发器 CS/SS 2
28 溶剂循环蒸发器 CS 2
29 溶剂加热器 CS 2
30 溶剂加热器 CS 2
31 溶剂冷却器 304 2
32 溶剂换热器 304 3
33 溶剂换热器 304 3
34 溶剂换热器 304 3
35 溶剂换热器 304 2
36 溶剂换热器 304 2
37 溶剂换热器 304 2
38 溶剂冷却器 304 2
39 溶剂冷却器 304 2
40 溶剂冷却器 304 2
41 溶剂冷却器 304 2
图
号
D
W
G
.
N
O
.
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
42 溶剂换热器 304 2
43 混合冷凝器 CS 1 与蒸汽喷射泵配套
44 Ⅰ级混合冷凝器 CS 2 同上
45 Ⅱ级混合冷凝器 CS 2 同上
46 Ⅲ级混合冷凝器 CS 2 同上
47 溶剂冷凝器 CS 1
48 溶剂冷凝器分离器 CS 1
49 循环冷却器 CS 2 真空压缩机配套设备
50 溶剂冷凝器 CS 1
51 溶剂冷凝器 CS 1 与蒸汽喷射泵配套
52 混合冷凝器 CS 1 同上
53 混合冷凝器 CS 1 同上
54 溶剂冷却器 CS 4
55 表面冷凝器 CS 4 与蒸汽喷射泵配套
56 混合冷凝液器 CS 4 同上
57 蒸汽冷凝器 CS 1
58 冷凝水冷却器 CS 1
59 冷凝水冷却器 CS 1
60 高压冷凝液冷却器 CS 1
61 换热器 304 3
乙炔升压机组配套设
备
62 中间冷却器 CS 2
反应气压缩机配套设
备
63 最终冷却器 CS 2 同上
64 分离器 CS 1
65 排水槽 CS 1
66 气封 CS 1
67 蒸汽饱和器 CS 1
68 安全气封 CS 1
69 混合冷凝液收集槽 CS 1
70 Na2CO3配制槽 CS 1
71 脱气槽 CS 1 与蒸汽喷射泵配套
72 冷凝液分离器 CS 1
73 脱气槽 CS 2 与蒸汽喷射泵配套
74 脱气槽 CS 2 同上
75 脱气槽 CS 2
76 真空水封槽 CS 2
77 阻火器 CS 2
78 溶剂贮槽 CS 1
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
79 安全水封 CS 1
80 乙炔气柜 CS 1
81 气柜水封槽 CS 1
82 汽化器 CS 1
83 缓冲罐 CS 1
84 密封罐 CS 1
85 冷凝液分离器 CS 1
86 蒸汽饱和器 CS 1
87 溶剂贮槽 CS 1
88 溶剂计量槽 CS 1
89 聚合物收集槽 CS 1
90 水计量槽 CS 1
91 溶剂密封槽 CS 1
92 水封罐 CS 1
93 干馏槽 CS 4
94 冷凝液分离器 CS 4
95 污溶剂贮槽 CS 1
96 污溶剂收集槽 CS/SS 1
97 裂化气气柜 CS 1
98 安全水封 CS 1
99 气柜水封 CS 1
100 氮气贮槽 CS 2
101 水封 CS 1
102 分离器 CS 1
103 分离罐 CS 1
104 密封罐 CS 1
105 分离罐 CS 1 乙炔升压机配套设备
106 分离罐 CS 1
107 立式气动泵 SS 1
108 溶剂循环泵 CS/SS 2
109 溶剂加料泵 CS/SS 2
110 塔侧溶剂抽出泵 CS/SS 2
111 逆流汽提塔底泵 CS/SS 2
112 真空塔底溶剂泵 CS/SS 2
113 混合冷凝液泵 CS/SS 2
114 溶剂加料泵 CS/SS 2
115 溶剂循环泵 CS/SS 2
116 Na2CO3计量泵 CS/SS 1
117 新鲜溶剂泵 CS/SS 2
4
0-
18-96
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
118 溶剂循环泵 CS/SS 2
119 清洁溶剂泵 CS/SS 2
120 计量槽泵 CS/SS 2
121 聚合物泵 CS/SS 1
122 溶剂循环泵 CS/SS 2
123 污溶剂泵 CS/SS 1
124 冷凝液泵 CS/SS 2
125 高压冷凝液泵 CS/SS 2
126 液环泵 3
127 乙炔升压机 CS 3
128 蒸汽喷射器组 CS 2
（三级）
129 蒸汽喷射器组 CS 1
（三级）
130 蒸汽喷射器组 CS 4
（两级）
131 蒸汽喷射器 SS 1
（一级）
132 冷却器喷射水泵 CI 2
反应气压缩机配套设
备
133 循环水泵 CI 4 同上
134 反应气压缩机 1
135 反应气压缩机 1
136 真空鼓风机 CS 2
137 蒸汽透平 CS 1
反应气压缩机配套设
备
138 蒸汽透平 CS 1 同上
139 高级炔升压机 CS 1
140 溶剂循环泵 CI 2
反应气压缩机配套设
备
141 电动葫芦 CS 1
142 桥式吊车 CS 1
143 电动葫芦
144 电动葫芦
部分氧化单元
145 饱和器 Q235-A 1
146 裂化气冷却塔 16MnR Q235-A 6
147 天然气预热器 10# 6
148 氧气加热炉 1Cr18Ni9Ti 6
序号 设备名称 材料 数量 备 注
NO. SERVICE MATERIAL QTY. REMARKS
Q235-A 炉衬
149 天然气加热炉
1Cr18Ni9Ti
Q235-A 炉衬
6
150 乙炔炉 1Cr18Ni9Ti 20G 6
151 水分离器 16MnR 6
152 密封罐 16MnR 6
153 天然气过滤器 Q235-A 6
154 焦炭分离器 16MnR 6
155 电除尘器
Q235-A
Cr20Ni30
6
156 电动葫芦 1
157 裂化气火炬 20R 1
158 过滤器 Q235-A 2
159 过滤器 Q235-A 6
炭黑分离单元
160 搅拌器 2+1
161 冷凝液冷却器 0Cr18Ni9 2+1
162 冷凝液泵 CS 2+1
163 泥浆泵 CS 1+1
164 炭黑泥浆泵 CS 2+1
165 淬火水泵 CS 2+1
166 接收器 Q235-A 1
167 收集槽 16MnR 1
168 水封槽 16MnR 1
169 水位槽 Q235-A 1
170 收集槽 Q235-A 1
171 搅拌槽 Q235-A 2+1
172 脱气筒 16MnR 1
173 输送装置 CS 6
氯乙烯装置
工艺技术方案的比较及选择
根据原料的不同，氯乙烯的生产方法主要分为乙烯法和乙炔法。早
期的氯乙烯均采用乙炔法。但在二十世纪六十年代后期，随着乙烯生产
的大型化以及乙烯氧氯化生产氯乙烯技术的成熟，乙烯法迅速取代乙炔
法，成为氯乙烯生产的主要方法。目前，乙炔法氯乙烯除在我国还占有
较大的比重外，只有一些发展中国家采用，而在发达国家和地区在氯乙
烯生产中，已全部淘汰了乙炔法。
毫无疑问，作为主要的生产路线，国家对乙烯法生产氯乙烯进行政
策倾斜是正确的。发展乙烯法氯乙烯需要要建立石油化工-氯碱联合企
业，或在同一地区统一规划发展乙烯和氯碱工业。据了解除一些正在实
施的乙烯法氯乙烯装置扩建（如齐鲁、上海）外，新规划的以外资为主
的新乙烯布点中只有福建的聚氯乙烯项目纳入了乙烯规划。其余乙烯项
目还没有建立石油化工-氯碱联合企业计划。当然在沿海地区还有一些以
进口乙烯、二氯乙烷为基础的聚氯乙烯发展计划，得到实施的只有沧
州，其余还没有一个项目得到国家的正式批准。据分析后一种方式虽可
解决聚氯乙烯产品的短缺问题，但主要原料依靠进口不但风险大而且产
品成本也会很高，从长远看是不经济的。
我国是一个石油资源相对短缺的国家，而且发展石油化工需要巨额
的资金。从国情出发，在西部煤炭、天然气资源丰富的地区发展以乙炔
为基础的氯碱-聚氯乙烯联合企业在经济上仍然有强劲的竞争力。对于具
有丰富天然气资源的格尔木地区，建设以天然气综合利用为基础的聚氯
乙烯工业是一种现实的选择。特别是当前我国有相当大比例的石油依靠
进口，而国际市场的油价又起伏不定，目前油价长时间居高不下，这种
选择不但在经济上具有竞争力，更是着眼于长远发展的一项战略选择。
氯乙烯生产的另一种原料为氯化氢。高纯度的氯化氢有助于反应物
料比例的控制从而可降低原料消耗，但需通过盐酸脱吸制取。盐酸脱吸
工艺并不复杂，但对设备的要求很高，目前国内虽已工业化，但规模较
小，设备的技术水平低、缺乏大规模生产的经验。基于本项目的规模，
如果采用脱吸氯化氢，主要设备都需要进口，投资将很多。另一方面，
由于本项目的氯化氢原料氯气来自离子膜烧碱，纯度较高，故合成的氯
花氢纯度也较高，通常可稳定在 94%(mol)以上，故确定直接采用合成氯
化氢。
如前所述，本项目选择了乙炔法氯乙烯生产路线。故在此仅对乙炔
法氯乙烯的技术概况进行论述。
德国在 20 世纪 40 年代在世界上最先实现了乙炔法氯乙烯生产的工
业化。最初的氯乙烯生产全部以乙炔为原料，但在上 20 世纪六十年代中
期后随着乙烯装置的大型化和乙烯氧氯化本身技术的成熟，在世界范围
内乙烯法逐渐取代乙炔法成为氯乙烯生产的主要方法。目前在发达国家
和地区，乙炔法氯乙烯已经淘汰。我国的乙炔法氯乙烯生产始于 1957
年，目前在生产能力和产量上约占氯乙烯生产的半壁江山。
我国的乙炔法氯乙烯生产技术是在原苏联技术的基础上发展起来
的，先后有一些技术革新。如混合脱水、转化器串联、加压精馏等。由
于政策原因，该技术在前期缺少对外交流。改革开放后，虽然政策允
许，但国外已基本淘汰了乙炔法的氯乙烯生产，又缺少交流对象，因此
在技术上没有根本的改观。另一方面的原因是国内的技术虽然不太完
善，但可正常生产，如花外汇引进技术，存在争议。原川东化学工业公
司曾经尝试引进过荷兰 JOHN BROWN 公司的乙炔法氯乙烯生产技术。由
于某种原因，该项目未能建成。现项目移至内蒙乌海建设，目前尚在试
运行中。现在的问题是原向专利厂提供催化剂的工厂已经停产，项目所
需的催化剂无法从专利商指定的生产商获得。唯一解决的途径是用国内
的催化剂代用，但结果尚难预料。
从已了解的技术看，无论是国内外的技术，有一点是共同的，即催
化剂的主要活性组份均为氯化汞，载体为活性炭。不同点在于对活性炭
的质量要求和制作方法。另一差别在于国外是将合成后的干气体直接压
缩，冷凝分离后，气相再进行二次反应，只有为平衡系统内惰性气的积
累而排放的部分进行水洗。其优点是在二级反应中，虽然反应物的浓度
较低，但加压后因反应物的分压提高，故仍能获得满意的反应速度和转
化率，同时这是降低原料（乙炔及氯化氢）消耗的有力措施。而国内对
全部的反应气进行水洗，没有二次反应。国内现有的反应器两级串联的
反应条件相同，实际上是一个反应器反应段的延长。
与原川东引进的荷兰 JOHN BROWN 公司的乙炔法氯乙烯生产技术相
比，国内技术的差距主要在消耗和反应器的生产强度上。国内的 VCM 单
耗一般约乙炔 460kg/t-VCM 以上，氯化氢 720kg/t-VCM 以上。而 JOHN
BROWN 的单耗保证值为乙炔
国内的氯乙烯反应器单位体积的生产强度仅为 JOHN BROWN 的 1/3～
1/4 。但其高生产强度是以国外触媒为基础，加上设备结构和工艺流
程、工艺条件、工艺操作的配合实现的，与国内现有技术相差很大。
2002 年初，内蒙古明日控股集团公司组织了对美国 BORDEN 化学和
塑料公司的旧 VCM 生产装置的考察。该公司的技术与 JOHN BROWN 公司
的技术非常相似。二者的消耗也很相近，如该公司 1989 年的实际单耗为
乙炔
言，其反应器的生产强度不如 JOHN BROWN，因为详细情况不明，在此不
能作进一步的比较。
客观地说，国内的乙炔法氯乙烯生产技术相对比较粗放，消耗也比
较高。然而，经过几十年的经验积累，技术是成熟的，在国内有几十家
工厂用这种方法生产。国内技术的工艺过程较简单、设备除个别外，全
部可在国内解决，投资也比较低，这些优点在一定程度上可以弥补国内
技术的缺点。在消耗方面，如改变某些观念、采取新的技术措施，加强
管理，差距也可缩小。如在本项目中将采用精馏尾气的变压吸附技术，
回收其中的氯乙烯和乙炔，不但有利于环境保护，而且基本上可以弥补
在乙炔消耗方面与国外技术的差距。因此，本项目选择国内技术。
需要说明的是从乙炔装置来的经过提浓的天然气乙炔，因含有相当
高浓度的高级炔，不能直接用于氯乙烯生产。这些高级炔在反应温度下
会在催化剂的微孔中聚合，堵塞活性表面，因此会加速氯乙烯合成反应
催化剂的失活。以前四川维尼纶厂在醋酸乙烯的反应中也存在着同样的
问题。目前在川维实际应用的工艺是用浓硫酸对提浓乙炔进行净化。经
过净化的乙炔方可用于醋酸乙烯的合成反应。该方法的优点是技术成
熟，但要产生大量粘稠的含有机物的废硫酸。在本项目中，如采用相同
的工艺，产生的废酸量约 8800 吨/年。在格尔木地区，这些废酸的处理
将非常困难。替代的方法是采用变压吸附除去高级炔。某单位已成功完
成相关试验，在乙炔收率、净化乙炔的质量等方面均已达到酸洗的相同
水平，而且在考虑到吸附剂寿命因素的情况下，处理成本低于酸洗法。
因此，本项目暂以变压吸附法为基础。
工艺流程及消耗定额
（1） 工艺流程
由界区外来的经过提浓的天然气乙炔首先进入变压吸附单元进行净
化，除去大部分高级炔。界区外来的氯化氢首先经过三段硫酸干燥，经
除酸雾后与净化后的乙炔混合，然后进入预热器预热。再分配至各台反
应器进行加成反应。从一级反应器来的反应物汇合后再进行分配，在二
级反应器中完成反应。
反应物经汞吸附除去物流中的升华汞，经冷却器冷却后进入降膜吸
收器进行未反应的氯化氢的一次吸收，再进入水洗塔用水及脱吸酸进行
二次吸收。经水洗后，气相粗氯乙烯在碱洗塔用碱液洗去物料中残存的
酸性物质。然后经两段压缩，在全凝器冷凝，全凝器分为两段，首先用
循环水冷却、冷凝，以节约冷量。然后未凝气以冷冻水进一步冷凝，得
液态粗氯乙烯。全凝器的排气在尾凝器中与冷冻盐水换热，以尽可能减
少尾气中的氯乙烯，尾气经变压吸附回收其中的氯乙烯及乙炔后后排
放。
粗氯乙烯在低沸塔、高沸塔除去高、低沸点杂质后，经固碱干燥得
到聚合用的氯乙烯单体。高沸塔底排出的含氯乙烯的高沸物在回收塔中
回收氯乙烯后装桶外运。
（2）消耗定额
每吨氯乙烯产品的原材料消耗
序
号
名称 单位消耗，
/t-VCM
1 乙炔（折 100%） 440kg
2 氯化氢（折 100%） 660kg
3 催化剂
4 液碱(30%wt)
5 固碱 1kg
6 活性碳 1kg
7 浓硫酸（98%wt.） 9kg
每吨氯乙烯产品的公用工程消耗
序号 名称 单位消耗，/t-VCM
1 冷却水 Δt=10
℃
2 蒸汽
3 直流水
4 仪表空气 12Nm3
氮气 574 Nm3
5 冷冻
-35℃ ×105kJ
0℃ ×106kJ
6 电* 75kWh
注：仪表空气及装置空气量为估算值
上表消耗包括乙炔净化在内
主要设备方案
（1）反应器
反应器采用管/壳式固定床反应器，反应管φ45×3×3000,管内填充
催化剂、管外用庚烷汽化冷却，设备以碳钢制造。国内通常的反应器尺
寸为φ2400。因本项目生产能力较大，为减少台数，将采用直径φ3500
的反应器。需要说明的是这种固定床反应器的每一根反应管都是一个固
定床反应器。所以虽然设备的直径增大了，但内部的设备结构基本不
变，不存在风险。反应管较国内广泛采用的φ57× 的换热管直径减
小，单位体积催化剂的传热表面积增加约 27%，这对于受传热控制的转
化器的生产率的提高会有帮助。
（2）压缩机
对本项目而言，选用螺杆式压缩机，减少维修、保证长期稳定生
产。应注意压缩机厂房的通风。
（3）主要设备表
序号 设备名称 材 料 数 量 备 注
1 氯化氢吸附器 +HLR 2
2 阻火器 1
序号 设备名称 材 料 数 量 备 注
3 氯化氢冷却器 CS+石墨 2
4 水雾过滤器 CS+玻璃棉 1
5 乙炔凝水槽 CS 1
6 硫酸雾过滤器 1 滤筒进口
7 浓硫酸贮槽 1
8 稀硫酸贮槽 +HLR 1
9 硫酸干燥一塔 +HLR 1
10 硫酸干燥二塔 CS 1
11 硫酸干燥三塔 CS 1
12 混合器 CS 1
13 热水槽 1
14 除汞器 2
15 碱循环槽 1
16 碱液贮槽 1
17 正水封 1
18 逆水封 1
19 氯乙烯气柜 +涂料 1
20 粗氯乙烯干燥器 2
21 排水罐 1
22 缓冲罐 1
23 低沸塔回流罐 1
24 高沸塔回流罐 1
25 精氯乙烯干燥器 2
26 氯乙烯球罐 1
27 不合格单体罐 CS 1
28 残液槽 1
29 触媒筛 + 1
30 触媒贮斗 1
31 缓冲罐 1
32 碱封 1
33 水高位槽 1
34 旋风分离器 1
35 电动葫芦 组合件 3
36 酸碱中和池 混凝土 1
37 转化器 +FRP 18
序号 设备名称 材 料 数 量 备 注
38 水洗塔 +HRL 1
39 碱洗塔 1
40 低沸塔 CS 1
41 高沸塔 CS 1
42 回收塔 1
43 混合气预热器 +石墨 1
44 混合气蒸汽预热器 1
45 反应气冷却器 1
46 降膜吸收器 CS 1
47 机前冷却器 1
48 机后冷却器 1
49 一段全凝器 CS 1
50 二段全凝器 1
51 低沸塔再沸器 1
52 低沸塔冷凝器 1
53 尾气冷凝器 2
54 高沸塔再沸器 1
55 成品冷凝器 1
56 回收塔再沸器 1
57 回收塔冷凝器 1
58 蒸汽冷凝器 1
59 水洗塔 +石墨 1
60 浓硫酸泵 CS 2
61 稀硫酸泵 CI 2
62 干燥一塔循环泵 CI 2
63 干燥二塔循环泵 CS 2
64 干燥三塔循环泵 CS 2
65 乙炔压缩机 组合件 3 液环式
66 转化热水泵 3
67 精馏热水泵 3
68 水洗塔循环泵 氟塑料 2
69 盐酸泵 氟塑料 2
70 配碱泵 2
71 碱循环泵 2
72 氯乙烯压缩机 组合件 2 螺杆式
序号 设备名称 材 料 数 量 备 注
73 低沸塔回流泵 2
74 高沸塔回流泵 2
75 单体送料泵 SS 2
76 水环真空泵 1
77 低沸塔进料泵 2
小型成套包
1 乙炔变压吸附净化单元 1
2 盐酸脱吸单元 1
3 变压吸附单元 1
聚氯乙烯装置
工艺技术方案的比较及选择
（1）国内外工艺技术概况
聚氯乙烯工业化的生产方法有悬浮法、乳液法、微悬浮法、本体法
等，其中以悬浮法和本体法为主，占世界聚氯乙烯树脂总产量的 85%。
悬浮法由于其生产工艺简单、生产成本低、便于大规模生产、产品
性能优良等特点，故该方法是世界各国广泛采用的一种聚合方法。采用
该方法生产的树脂，占世界聚氯乙烯树脂总产量的 75%。近年来，世界
各国在提高树脂质量、开发新型引发剂、高效助剂、采用大型聚合釜、
计算机控制技术、防粘釜技术、三废治理、减少树脂中残留 VCM 含量、
开发专用树脂等方面取得了很大成功。使得悬浮法生产工艺日趋完善，
并得到广泛应用。
本体聚合技术是一种开发较早、成熟较晚的聚合工艺技术，其特点
是在聚合过程中不需要加入水、分散剂和各种化学助剂，只有单体和引
发剂作为基本原料，采用“两步法”在聚合釜中直接得到粉状聚氯乙烯
树脂。因此，工艺过程简单、产品纯度高、能耗低、三废排放少。采用
该方法生产的树脂，约占世界总产量的 10%.
乳液法和微悬浮法是生产聚氯乙烯糊树脂的聚合方法。其产品主要
用于生产壁纸、地板革、防水布、涂料等。其产量约占聚氯乙烯总产量
的 10%。
最近几年，国外大型 PVC 生产企业不断采取措施，通过兼并、重组
形成从树脂生产到加工一条龙的百万吨级特大型企业，最大限度降低产
品成本。EVC 公司正在新建一套 15 万吨/年的乙烷制 VCM 工业化装置。
据称，该工艺将使 PVC 生产成本下降 20-30%，该工艺如果获得成功，将
可能逐渐成为 PVC 工业发展的主流工艺。
我国聚氯乙烯生产始于 50 年代，目前多数中小型 PVC 厂仍采用电
石乙炔和 HCL 合成 VCM 的工艺路线，并采用悬浮法为主的聚合工艺，但
规模小，能耗高，污染严重，产品成本无竞争力。随着中国石油乙烯工
业的发展，以乙烯为原料生产 VCM/PVC 树脂的生产方法得以应用。最近
几年，在东部沿海有条件的 PVC 工厂，采用进口 VCM、EDC 来生产 PVC。
据统计，在国内聚氯乙烯总生产能力中，以电石乙炔为原料、以乙烯为
原料、以进口 VCM 或 EDC 为原料约各占 1/3。
在聚合技术方面，70 年代末引进了日本信越公司悬浮聚合技术，80
年 代 中 期 引 进 了 美 国 Goodrich 公 司 的 悬 浮 聚 合 技 术 ， 以 及 法 国
ATOCHEM、美国 OXY、日本钟渊、日本三菱的糊树脂技术，90 年代又引
进了法国 ATOCHEM 公司的本体聚合技术、欧洲乙烯（EVC）和日本窒素
等公司的悬浮聚合技术。同时全国聚氯乙烯行业多年来开展了大量技术
革新和引进技术国产化活动，在新型助剂的研制、聚合配方的开发、防
粘釜技术的应用、浆料连续汽提工艺、树脂干燥方式（流化床干燥器和
旋风干燥器）、计算机集散控制系统（DCS）等方面取得了显著的成绩，
这些成果的取得并应用于工业生产，促进了聚氯乙烯工业的发展，使中
国聚氯乙烯生产技术水平有了较大的进步。但与目前国外的先进技术相
比，无论是生产规模、产品质量性能指标，还是能耗、物耗、产品牌号
等方面仍存在一定的差距。
（2）工艺技术方案的确定
由于悬浮聚合工艺成熟，后处理简单，树脂质量好，适用于多种用
途。国内对过去引进技术作了较多的国产化工作，包括聚合釜在内的大
量设备可立足国内解决，可节省投资费用，本项目暂按悬浮聚合技术考
虑。
工艺流程及消耗定额
（1）工艺流程简述
a. VCM 和水的贮存与加料
由 VCM 装置来的新鲜 VCM 贮存在新鲜 VCM 贮槽中，由本装置 VCM 回
收工序来的回收 VCM 贮存在回收 VCM 贮槽中。新鲜 VCM 和回收 VCM 经计
量后，按一定比例用泵打入聚合釜内。
由界区外来的冷脱盐水贮存在冷脱盐水贮槽中，此冷脱盐水用于聚
合加料，轴封注水，管路冲洗和聚合反应过程注水等。
部分冷脱盐水用蒸汽加热后，贮存在热脱盐水贮槽中，用于聚合加
料。
冷、热脱盐水根据聚合反应初始温度的要求，按一定比例用泵打入
聚合釜内，使得聚合釜内物料全部加完后的混合温度接近反应温度，以
省去聚合初期的升温阶段。
b.化学品配制
聚合所需的各种化学品，如引发剂、分散剂、缓冲剂、终止剂等均
在本工序进行配制。配制好的各种化学品分别贮存在各自的贮槽中待
用。当聚合需要时，按规定的程序，用泵分别打入聚合釜中。其管线用
脱盐水进行冲洗，冲洗水一并加入聚合釜中。
c.聚合
聚合所用的各种化学品、脱盐水和 VCM 根据配方所要求的品种和数
量，按照事先规定的程序自动加入聚合釜内。当引发剂自动加入后，聚
合反应立即开始。通过自动调节冷却水量，维持反应温度。聚合反应是
按照规定的反应曲线进行的。当达到聚合终点时，自动加入终止剂，以
终止聚合反应。然后将浆料排至出料槽，未反应的 VCM 在出料槽内进行
回收，以缩短聚合周期。聚合出料结束后，用 的水进行冲
洗，并进行涂壁操作。对一般牌号的树脂，在生产几百釜次后才用
高压水进行清洗。
回收
聚合反应结束后，PVC 浆料和未反应的 VCM 一同排至出料槽中，VCM
的回收在出料槽中进行。当出料槽内压力≥VCM 冷凝压力时，VCM 气体直
接进入 VCM 回收冷凝器；当出料槽压力<VCM 冷凝压力时启动压缩机将
VCM 气体加压至冷凝压力后，再送 VCM 回收冷凝器冷凝；当出料槽的压
力降至规定压力时停止回收。VCM 回收冷凝器用冷却水进行冷凝，不凝
气再经尾气冷凝器用冷冻水进一步冷凝，被冷凝下来的 VCM 送入回收
VCM 贮槽中待用，尾气拟采用溶剂吸收进一步回收 VCM，使 VCM 的排放
符合环保要求。
e.浆料汽提
在出料槽中的浆料经回收 VCM 后，用泵送至汽提塔进料槽，汽提塔
进料槽中的浆料用泵抽出与浆料汽提塔塔底出来的浆料经螺旋板式换热
器预热后，送入汽提塔顶部，蒸汽从塔的底部进入汽提塔，蒸汽和浆料
在塔内逆流接触，浆料中的 VCM 被汽提出来。经汽提后浆料中的 VCM 含
量从 10000-15000ppm 降至 10ppm 以下，从而确保干燥后最终产品中残
留 VCM 小于 1ppm。
汽提脱出的 VCM 气体与水蒸汽经塔顶冷凝器冷凝，大部分水蒸气被
冷凝，未冷凝的 VCM 气体送至 VCM 回收单元经压缩、冷凝后，返回聚合
使用。汽提后浆料从汽提塔底部用泵排出，与进塔浆料经螺旋板换式热
器换热降温后，送至浆料缓冲槽再用泵送至干燥工序使用。
f.废水汽提
装置内所有含 VCM 的工艺废水全部收集到废水贮槽中，该废水经废
水汽提塔用蒸汽进行汽提。从废水汽提塔回收的 VCM 送至 VCM 回收工序
进行回收利用。经废水汽提后的废水与离心母液一起排至界外污水处理
装置进一步处理。
g.干燥与包装
由汽提工序来的浆料经离心分离，得到含水约 27%的湿树脂，经振
动加料器加入闪蒸干燥塔，湿树脂与热空气一道从旋风干燥器底部进
入，在旋风干燥器中进一步干燥。从旋风干燥器顶部出来的物料经两级
旋风分离，尾气经排风机排空。
干燥好的树脂经筛分后采用气力输送送至成品包装料仓进行包装。
（2）消耗定额
a.原材料消耗定额
序号 名称 规格 单位
消耗定额
/
年耗量
1 VCM 纯度 % t ×105
2 化学品 元 120 ×107
3 包装袋 25kg/袋 个 41 ×106
b.公用工程消耗定额
序号 名称 规格 单位
消耗定
额
/
年耗量
1 脱盐水 P=导 电 率
≤ 10μs/cm
t ×105
2 蒸汽
P= t:饱和
温度 t 1
1×105
3 循环水 P=, t=32 m3 160 ×107
5 冷冻水 t=0℃ △t=5 t 8 8×10
5
6 氮气
钢瓶氮气，纯度：
99% Nm3
9×104
7
仪表空
气
P=，
露点：-40℃ Nm3 86
×106
8 动力电 380V kwh 220 ×107
主要设备方案
（1）主要设备选型
a. 聚合釜
本项目拟选用国产 70m3 聚合釜 5 台，规格为φ3810×4828TL。
b. 浆料汽提塔
拟采用穿流筛板塔 1 台。
c. 离心机
拟采用能力为 4 吨/小时 PVC（干基）的离心机 4 台。
d. 干燥器
目前国内 PVC 生产厂树脂干燥普遍采用带内加热的卧式沸腾床和旋
风干燥，小厂也有采用气流+沸腾三种干燥方式。
带内加热的沸腾干燥器热效率高，操作稳定，热风和热水温度低。
树脂在床内平均停留时间长，干燥效果好，一次投资费用与更换牌号操
作不如旋风干燥器方便。
旋风干燥主要优点是一次投产费用较低，更换牌号操作方便。国内
旋风干燥适用规模为 4~5 万吨。本可研拟采用 5 万吨/年的旋风干燥系统
2 套。
（2）主要设备一览表
序号 设备名称 材料 数量 备注
一 VCM 与水的贮存与加料
1 回收 VCM 贮槽 1
2 冷脱盐水贮槽 1
3 热脱盐水贮槽 1
4 新鲜 VCM 贮槽 1
5 校核槽 1
6 新鲜 VCM 加料泵 1
7 回收 VCM 加料泵 1
8 冷脱盐水加料泵 1
9 热脱盐水加料泵 1
10 喷射水泵 1+1
11 冲洗水泵 1+1
12 冲洗水增压泵 1
13 VCM 单体过滤器 1
14 VCM 加料过滤器 2
序号 设备名称 材料 数量 备注
15 脱盐水加热器 1
二 化学品配制
1 引发剂配制槽 1
2 引发剂贮槽 1
3 引发剂加料槽 1
4 分散剂配制槽 1
5 分散剂贮槽 2
6 分散剂加料槽 1
7 终止剂配制/加料槽 1
8 涂壁剂配制/加料槽 1
9 缓冲剂配制槽 1
10 链转移剂配制槽 1
11 引发剂循环泵 1
12 引发剂加料泵 1
13 分散剂循环泵 2
14 分散剂加料泵 1
15 终止剂加料泵 1+1
16 涂壁剂加料泵 1
17 缓冲剂加料泵 1
18 链转移剂加料泵 1
三 废水汽提
1 废水汽提塔 1
2 废水收集槽 1
3 废水进塔泵 1
4 废水塔底泵 1
5 废水热交换器 1
6 废水汽提塔冷凝器 1
四 聚合
1 聚合釜
S
5
2 出料泵 5
序号 设备名称 材料 数量 备注
3 出料过滤器 5
五 VC 回收
1 回收分离器
S
1
2 轴封水分离器 2
3 回收真空泵
S
1
4 间断回收压缩机
S
1
5 连续回收压缩机
S
1
6 轴封水泵 2
7 阻聚剂泵 2
8 回收分离器浆料泵 1
9 回收单体过滤器 2
10 轴封水过滤器 4
11 VCM 回收冷凝器
S
1
12 VCM 二级冷凝器
S
1
13 轴封水冷却器
S
2
六 浆料汽提
1 浆料汽提塔 1
2 出料槽
S
1
3 汽提塔进料槽
S
1
4 浆料缓冲槽
S
2
5 汽提塔冷凝器
S
1
6 浆料热交换器 1
7 汽提加料泵 1+1
8 汽提塔底泵 1+1
序号 设备名称 材料 数量 备注
9 浆料输送泵 1
10 干燥加料泵 1+1
11 汽提塔冷凝液泵 1
12 塔顶气过滤器
S
2
13 浆料过滤器 4
14 塔冷凝液分离器 1
七 树脂干燥
1 离心机 4
2 螺旋加料器 2
3 鼓风机 2
4 排风机 2
5 空气过滤器 2
6 空气加热器 2
7 闪蒸干燥塔 2
8 旋风干燥器 2
9 第一旋风分离器 2
10 第二旋风分离器 2
八 高压清洗系统
1 高压水泵 包括：
泵的附
属件以
及水贮
槽、3D
喷嘴、
手提喷
枪等
1 套
合成氨装置
工艺技术方案的比较和选择
（1）原料路线确定的原则和依据
生产合成氨的原料可以是天然气、煤、渣油、石脑油等。当不同的
生产装置联合生产时，应考虑一装置的副产物作为另一装置原料的可能
性，以使各装置之间有机结合，充分利用原料和有利的工艺条件。
乙炔尾气富含 CO 和 H2，适合作为合成氨和甲醇的原料气。根据本项
目的实际情况，采用乙炔装置的尾气为原料生产氨，副产丰富的 CO2，配
套生产尿素，除可以作到氨、CO2 的平衡外，尚有多余的 CO2 送 K2CO3 装
置，并从合成氨弛放气中提取部分 H2 送烧碱装置。
（2）合成氨的主要生产过程
以乙炔为原料的合成氨主要包括：乙炔尾气脱硫造气、CO 变换、脱
CO2、甲烷化、压缩和氨合成工序。
（3）国内外主要技术简介
a. 国外最新的合成氨工艺
国外大型厂的合成氨工艺主要有：
Kellogg 公司的 MEAP 工艺
公司的 AMV 工艺
托普索公司低能耗径向合成工艺
Braun 公司的深冷净化工艺
公司的 LCA 工艺
国外天然气原料合成氨的技术改进都围绕着如何降低能耗这一焦点
上，各公司均有其独特的工艺，归纳起来表现在以下几个方面：
（a）提高转化压力、降低转化的水碳比。这样就可减少压缩功和工
艺蒸汽消耗。
（b）将一段转化炉的负荷向二段转化炉转移，以减少一段转化炉的
燃料天然气消耗。因为每吨氨的气耗中，约有三分之一是作为燃料烧掉
的，而且是集中在一段炉上。在二段炉加入过量的空气就可以降低一段
炉的负荷。如 Braun 公司、ICI 公司等均采用上述办法来节能。其区别
在于合成气过量氮的分离方法各家有异。Braun 的冷箱流程是在合成气
中用深冷来分离氮，而 ICI 的 AMV 流程则是在合成的弛放气中用深冷来
分离氮。ICI 的 LCA 换热式转化工艺是用分子筛来分离过量的氮。
（c）采用低能耗的脱碳技术。如带蒸汽喷射的苯菲尔脱碳、MDEA
脱碳等。
（d）采用低压合成和径向（或横流）的低阻力降合成塔。这样可以
实现降低合成气压缩和循环机的压缩功。
上述的节能技术，在我国近几年来引进的装置中均有采用。
b. 国内主要技术现状
国内的许多中小型氮肥厂，其生产技术为 60 年代自行开发的，与大
厂的生产技术有很大的差距，技术发展也很缓慢。以天然气为原料的氨
厂中，绝大多数采用天然气间隙转化（ CCR 法）或压力较低的蒸汽转
化、CO 变换、碳化、铜洗、32MPa 高压合成，生产碳铵或尿素。
上世纪 90 年代以来，成达公司吸收大型氨厂的先进技术，主要是造
气和合成技术，将其运用于中、小型合成氨装置，自主设计的合成氨装
置规模历经 4 万吨、8 万吨，目前已经达到年产 20 万吨。其工艺技术已
经与国内外大型合成氨厂相当，但受到大型设备国产化的限制，合成氨
装置国产化规模的进一步扩大和能耗的进一步降低尚有一定的难度。
国内催化剂的研制和生产与国外相比，差距不大，至今国内的催化
剂的性能基本与国外的相当，国内几乎所有的氨厂（个别新引进的除
外）的催化剂均为国产，国内新催化剂的开发与应用，为优化设计创造
了条件。
（4） 合成氨装置工艺技术选择的确定
a. 乙炔尾气脱硫造气工艺技术选择的确定
乙炔尾气主要含有 H2、CO 和 CH4，另外还有少量的硫化物、烯烃和
炔烃等。根据乙炔尾气的组成，其中的 CH4 含量只有约 5%，低于天然气
原料合成氨的一段转化气的 CH4 含量，因此，以乙炔尾气为原料生产合
成氨，无需一段转化，只需要二段转化即可。
由于天然气乙炔装置对原料天然气的含硫量控制在 30ppm 以下就可
以满足其要求，因此，乙炔尾气的硫含量远不能达到合成氨装置对原料
气的硫含量低于 的要求。因此，乙炔尾气进合成氨装置后，必须
先经脱硫（总硫脱除到≤），才能满足后工序的要求。
乙炔尾气中含有少量的乙烯和乙炔，在加热到较高温度的时候，有
析碳的危险，因此，选择将乙炔尾气在较低的温度下先将其中的少量乙
烯和乙炔加氢饱和为乙烷，再配入适量工艺蒸汽，预热到 500℃以上。
b. 脱碳工序技术选择
目前国内外氨厂中脱除 CO2 的方法很多，主要分为两大类：即物理
吸收和化学吸收，物理吸收如：低温甲醇洗、聚乙二醇二甲醚（国内为
NHD 法）、碳酸丙烯酯法及变压吸附法等；化学吸收法如改良热钾碱
法、乙醇胺法等；BASF 公司研究开发的兼具物理-化学吸收优点的 MDEA
脱碳工艺，也已经成功运行多年，国内也由南化集团研究院开发并进行
了推广。国内以天然气为原料的合成氨厂，多数采用热钾碱法，因为热
钾碱法脱碳所需的热源可以完全由低变气提供，无需补加热源，本项目
充分利用低变气的热量，脱碳工艺选择低热耗的改良热钾碱脱碳工艺。
对于采用改良热钾碱脱碳工艺的日常 K2CO3 的消耗和补充，可以有整个
项目的 K2CO3 装置提供，也可减少化学药品的贮存和运输。
c. 氨合成工艺选择
氨合成工艺问世以来，合成压力不断下降，60 年代以前，合成氨的
压力下降到 32MPa。60 年代以后，随着氨合成触媒的长足进步以及合成
氨工业单机大型化，使用离心式压缩机，国外大型氨厂的合成压力已降
到 20～，我国引进的大型氨厂合成压力也在 15～11MPa。但我国
的中小型氨厂，仍多数在 32MPa 下操作，由于这些合成塔是按高空速低
净值设计的，氨净值不高，但一次投资设备费用较低。现在的低压合成
塔是按低空速、高净值设计的，塔径更大，一次投资设备费较高，但总
压缩功降低，运转费用降低。
本装置的合成选用成达公司自主开发 15MPa 的低压合成工艺，采用
三床层内换热全径向氨合成塔，配以后置式废锅回收热量，以最大限度
地降低合成氨装置的能耗。
d. 蒸汽系统
对于国产化合成氨装置，综合考虑工艺技术、设备制造以及降低装
置的投资等因素，装置内设置的工艺废热锅炉（包括转化废锅、中变废
锅、合成废锅），副产 和 的中压蒸汽，除合成氨装置自
身用蒸汽外，多余的蒸汽送管网和尿素装置利用，有效的降低了合成氨
装置的能耗。
由于装置内的大型压缩机均为蒸汽透平驱动的离心式压缩机，动力
蒸汽需要从界区外自备电站送来。
e.总体工艺方案的确定
本装置以乙炔尾气为原料生产合成氨，在工艺技术可靠的前提下，
尽可能采用较先进的技术以降低合成氨装置的能耗。本装置拟采用
蒸汽转化造气、中低温变换、低热耗的改良热钾碱脱碳、甲烷化
净化、15MPa 氨合成的工艺技术方案。
由于目前国产化的最大合成氨装置能力已经达到 600 吨/天，对于本
项目合成氨装置，可能需要引进部分催化剂，如乙炔尾气的加氢饱和催
化剂，其余的设备和催化剂均可国产化。
工艺流程简述
（1） 工艺原理
a.烃类的蒸汽转化
烃类的蒸汽转化是以水蒸汽为氧化剂，在镍催化剂的作用下将烃类
物质转化，得到 CO、CO2 及 H2。这一过程为吸热过程故需外供热量，乙
炔尾气进入二段转化炉后与适量的空气混合，进行部分燃烧反应，乙炔
尾气中的甲烷进行深度转化所需的热量由 O2燃烧放出的热量提供。
在镍催化剂存在下其主要反应如下：
2H2+O2→2H2O+Q
CH4+H2O→CO+3H2-Q
CO+H2O→CO2+H2+Q
由于烃类蒸汽转化反应是一个吸热体积增大的可逆过程，故提高转
化温度对反应有利。从热力学观点，提高压力对反应进行不利，但适当
合理的提高转化压力，可加快反应速度，减少催化剂用量和设备投资，
降低氢氮气的压缩功耗。
b. 中低变甲烷化
变换工序的作用是使 CO 在催化剂存在的条件下与水蒸汽反应生成
CO2 和 H2。这样，一方面增加了合成氨反应所需要的原料氢气和尿素所
需的 CO2，同时又除去了氨合成催化剂的毒物 CO。
变换反应的反应方程式如下：
CO+H2O（g）→CO2+H2+Q
这是一个可逆的放热反应，降低温度和增加过量的水蒸汽，均有利
于变换反应向右侧进行。变换反应如果不借助于催化剂，其速度是非常
慢的，催化剂能大大加速其反应速度。为使最终 CO 浓度降到很低的程
度，只有低变催化剂才能胜任。高低变串联不仅充分发挥了两种催化剂
各自的特点，而且为生产中的废热利用创造了良好的条件。
甲烷化工序的任务是将进行变换和脱碳后的气体中残留的 CO 和 CO2
在催化剂作用下，与 H2 反应生成 CH4，从而完全除去使氨合成催化剂中
毒的 CO 和 CO2。
甲烷化反应的化学方程式如下：
CO+3H2=CH4+H2O（g）+Q
CO2+4H2=CH4+2H2O（g）+Q
以上反应都是强烈放热反应，会造成显著的温升。
甲烷化催化剂活性温度范围在 250～ 450℃之间，在 250℃就有活
性，随着反应温度的提高，反应速度加快，特别是在 250～350℃范围内
更明显。在 350～450℃范围内，反应速度随着温度上升而增大的速度较
为缓慢。在催化剂使用初期，入口温度可控制较低，后期可缓慢提高入
口温度。
c. 氨合成
氨合成反应是在高温、高压并有催化剂存在下进行的。反应中氢、
氮混合气不能全部转化成氨。因此，将氨进行分离后，必须把未经反应
的氢、氮混合气再次进行循环反应。
在氨合成反应中，伴随着大量的反应热，而在分离氨的过程中，又
需要消耗大量的冷量，氨合成的好环，直接影响到工厂的产量、原料气
消耗、压缩机和冰机动力消耗的高低。
氨合成的化学反应式如下：
3H2+N2=2NH3+Q
这是个可逆、放热和体积减少的反应，而且只有触媒存在时才能使
反应很快进行。
平衡氨含量随下列因素而变化：压力升高、温度降低、隋性气体含
量减少及合适的氢氮比，有利于平衡氨含量的提高。
（2） 工艺流程简述
a. 乙炔尾气脱硫造气工序
进入界区的乙炔尾气经压缩后，进入乙炔尾气冷却器，冷却到约 120
℃，进入脱硫槽，脱硫后的乙炔尾气含硫小于 ，脱硫后的乙炔尾
气再预热后进入加氢转化器，乙炔尾气中的少量烯烃、炔烃与 H2 反应，
生成饱和烷烃，加氢后的乙炔尾气按一定比例与水蒸汽混合后，进入乙
炔尾气加热炉加热至 510℃进入二段转化炉。
由空压机来的空气，加入适量的保护蒸汽后，进入空气加热炉预热
至 510℃，进入二段转化炉与乙炔尾气充分混合燃烧，并在镍催化剂存
在下高温转化，使转化气中剩余的甲烷含量进一步降低。出二段转化炉
的气体，残余甲烷含量约为 %，温度约 943℃，二段转化气经经转
化气废锅回收热量冷却至 370℃后进变换工序。
b. 中低变甲烷化工序
由造气工序转化气废锅来的转化气，温度已降到 370℃，补加部分中
压蒸汽后，温度约 360℃，进入中变炉。转化气中的 CO 在催化剂的作用
下，与水蒸汽反应生成 H2 和 CO2，并放出大量的反应热，使气体温度升
高，出中变炉气体温度为 434℃左右，CO 含量降低到 %。中变气进入
中变废热锅炉，产生 中压蒸汽，并进入中变锅炉给水预热器预热
锅炉给水后，中变气被冷却到 200℃后进入低变炉，在低变催化剂的作
用下，中变气中的 CO 含量被降到≤%，离开低变炉的低温变换气温度
为 221℃，低变气去热钾碱脱碳工序。
从脱碳工序来的净化气，经甲烷化进出口换热器预热后进入甲烷化
炉，净化气中含有少量的 CO 和 CO2，在甲烷化炉中与 H2 反应生成 CH4
和 H2O，出甲烷化炉的气体 CO+CO2 含量<10ppm。甲烷化炉出口气预热入
口气后，经甲烷化水冷器冷却到 40℃，进甲烷化分离器分离冷凝液后，
合成气去合成气压缩机。
来自低变气分离器的工艺冷凝液经泵升压后进入工艺冷凝液换热器
加热，再进入汽提塔汽提，汽提用的过热中压蒸汽来自蒸汽管网，汽提
后的蒸汽去造气工序作为工艺蒸汽。而汽提后的冷凝液经冷凝液换热器
和冷凝液水冷器冷却到 40℃后去化水站。
c.脱碳工序
来自变换工序的 221℃的低变气进入低变气废锅，产生低压蒸汽，再
进入低变气再沸器，降温至 130℃后进入低变气/脱盐水换热器，气体被
冷却到 80℃，送至低变气分离器，分离工艺冷凝液后进入 CO2 吸收塔底
部，气体与塔内的热钾碱溶液逆流接触，气体中的 CO2 被热钾碱溶液吸
收，脱除 CO2 后的净化气含 CO2≤%(vol%干基)，经塔顶除沫层除去
气体夹带的液滴后，送至甲烷化进一步除去气相中的 CO2 和 CO。
吸收二氧化碳后的热钾碱溶液（富液）经水力透平回收能量后，进
入 CO2 再生塔上部，水力透平回收的动力用于提供半贫液泵运转所需的
部分动力。在 CO2 再生塔上段，经闪蒸、蒸汽汽提，富液中溶解的 CO2
被部分再生出来，形成半贫液。大部分半贫液被抽出，在闪蒸槽中减压
后，通过半贫液泵送回到 CO2 吸收塔下段的顶部循环使用。半贫液闪蒸
气通过蒸汽喷射器与引射蒸汽一道回到 CO2 再生塔上段的底部，引射蒸
汽由低变气废锅产生。未被抽出的半贫液在 CO2 再生塔的下段进一步再
生，成为贫液，在贫液/脱盐水换热器中回收热量后，用贫液水冷器冷
却，经贫液泵加压送至 CO2 吸收塔上段循环使用。CO2 再生塔中再生出来
的二氧化碳经塔顶部洗涤段的洗涤冷却后温度约 40℃，做为产品送尿素
装置和 K2CO3 装置，多余的 CO2 放空。
在低变气分离器中分离下来的工艺冷凝液经工艺冷凝液泵加压，与
汽提后的工艺冷凝液在工艺冷凝液换热器中换热后进入工艺冷凝液汽提
塔的顶部。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
解的微量氨、二氧化碳和醇汽提出来，进入工艺蒸汽。汽提后的工艺冷
凝液回收热量后送往脱盐水装置回收使用。
d. 压缩工序
压缩工序包括四个系统：乙炔尾气压缩、空气压缩、氮氢气压缩和
循环气压缩。空气和乙炔尾气为单独机组，合成气循环气压缩机机按联
合压缩机考虑，均为离心式压缩机。
乙炔尾气进入压缩机，加压到约 (A)，不经冷却送往造气工
序。
空气经空气滤尘器将空气中的含尘量降到 后，进入空气
压缩机，加压到约 (A)，不经冷却送往造气工序。
由甲烷化工序来的新鲜合成气，与膜分离系统回收的氢气混合后，
由合成气压缩机新鲜段加压后，送往合成工序。
合成工序来的循环气进入合成气压缩机循环段加压后回到合成工
序。
e. 合成工序
氢氮气压缩机来的合成补充气通过补充气氨冷器冷却，大部分的水
冷凝并在补充气分离器中被分离。
分水后的合成补充气与来自 1#氨分离器的合成循环气混合，在 2#氨
冷器中进一步冷却，进入 2#氨分离器将冷凝的氨分离出来。分氨后的合
成气回收冷量后进入循环气压缩机压缩到约 15MPa，循环气压缩机出口
设置一台高效油过滤器以防止压缩机带油。油过滤器出口气在进出塔换
热器中预热后进入氨合成塔发生氨的合成反应。合成塔合成塔出口的高
温气体经合成废热锅炉，产生 的中压蒸汽，再进入合成锅炉给水
预热器、进出塔换热器回收热量后，在合成水冷器中用循环冷却水冷
却，然后经冷交换器、1#氨冷器冷却，部分氨被冷凝并在 1#氨分离器中
分离出来，1#氨分离器出口的合成气弛放一部分以控制合成回路中的惰
性气体含量，剩余的大部分合成气进入 2#氨冷器进一步冷却，在 2#氨分
离器中再次分氨后循环使用。
1#氨分离器与 2#氨分离器分离下来的液氨在液氨排放槽中降压闪
蒸，除去大部分溶解的合成气后，在液氨加热器中与来自冷冻系统的冷
冻氨换热，加热后送尿素装置或液氨罐区。
为防止惰性气体（CH4+Ar）在系统中积累，补充新鲜气之前，在系
统中抽出少量合成气作为弛放气，以保持系统惰性气体平衡。弛放气去
水洗氨回收和膜分离氢回收。合成回路的弛放气，进入弛放气氨洗涤塔
下部，洗涤水则从洗涤塔的顶部加入塔内，气体中的大量的氨被水吸收
下来，气体中的氨被洗涤至≤200ppm，洗氨后的弛放气进入膜分离氢回
收，回收的氢气送到合成气压缩机入口。膜分离氢的尾气送加热炉作为
燃料。
液氨排放槽出口的闪蒸气进入低压闪蒸气洗涤塔，用脱盐水将其中
的氨洗涤下来，以氨水的形式送氨蒸馏塔。洗氨后的闪蒸气送往造气工
序做燃料。
弛放气氨洗涤塔底出来的氨水与低压闪蒸气洗涤塔的氨水混合后进
入氨蒸馏塔，以液氨的形式回收其中的氨。蒸氨后的水作为洗氨水循环
使用。
氨压缩机暂选螺杆式压缩机。来自氨冷器壳侧的气氨进入氨压缩
机，压缩至约 。压缩机出口的气氨，经氨冷凝器冷却、冷凝为液
氨，冷凝下来的液氨自流至液氨贮槽，然后送往氨冷器壳层形成循环。
（3） 消耗定额（以吨氨计）
序号 项 目 单位 吨氨消耗
1 乙炔尾气 Nm3 2323
2 天然气 Nm3
3 电 kWh 174
4 冷却水 m3 414
5 脱盐水 t
6 输出蒸汽 t
7 输入蒸汽 t
8 输出氢气 Nm3 12
说明：输入的蒸汽用于压缩机透平，参数为 ，450℃。
主要设备方案
（1） 主要设备一览表
序号 名称 数量 主要材质 备注
一、 造气工序
1 空气加热炉 1
S
2 乙炔尾气加热炉 1
S
3 转化气废锅 1
4 转化气锅炉给水预热器 1
S
5 工艺冷凝液换热器 1
S
6 工艺冷凝液水冷器 1
7 中压汽包排污冷却器 1
8 乙炔尾气冷却器 1
9 原料气预热器 1
10 脱硫槽 2 15CrMo
11 加氢转化器 1 15CrMo
12 二段转化炉 1
13 工艺冷凝液汽提塔 1
S
14 中压汽包 1
15 低压汽包 1
16 连续排污罐 1
17 间断排污罐 1
18 天然气分离器 1
19 燃料气缓冲罐 1
序号 名称 数量 主要材质 备注
20 中压锅炉水循环泵 1+1 1Cr13
21 低压锅炉水循环泵 1+1 1Cr13
二、 中低变、甲烷化工序
22 甲一换热器 1 15CrMo
23 甲二换热器 1 15CrMo
24 中变废锅 1 15CrMo
25 中变气锅炉给水预热器 1
26 甲烷化水冷器 1
27 低变开工加热器 1
28 高温变换炉 1
29 低温变换炉 1
30 甲烷化炉 1
31 甲烷化气分离器 1
32 脱氧槽 1
33 中变汽包 1
34 中压锅炉给水泵 1+1 1Cr13
35 低压锅炉给水泵 1+1 1Cr13
36 联胺注射装置 1 成套
37 氨水注射装置 1 成套
三、 脱碳工序
38 低变气废锅 1
S
39 CO2 再生塔再沸器 1
S
40 低变气/脱盐水换热器 1
序号 名称 数量 主要材质 备注
41 贫液/脱盐水换热器 1
S
42 CO2 再生塔顶冷却器 1
S
43 贫液水冷器 1
44 CO2 吸收塔 1
S
45 CO2 再生塔 1
S
46 低变气/净化气分离器 1
S
47 闪蒸槽 1
48 热钾碱溶液贮槽 1
49 热钾碱溶液制备槽 1
50 活性碳过滤器 1
51 低压蒸汽分离器 1
52 贫液泵 1+1
53 半贫液泵 2+1
54 水力透平 1
55 CO2 再生塔冷凝液泵 1+1
56 工艺冷凝液泵 1+1
57 热钾碱溶液输送泵 1
58 地下槽泵 1
59 蒸汽喷射器 4
60 热钾碱溶液过滤器 1
61 热钾碱溶液制备过滤器 1
62 地下槽 1
序号 名称 数量 主要材质 备注
63 消泡剂注射系统 1 成套
四、 压缩工序
64 乙炔尾气分离器 1
65 空气压缩机 1 成套
66 空气压缩机透平 1 成套
67 乙炔尾气压缩机 1 成套
68 乙炔尾气压缩机透平 1 成套
69 合成气压缩机 1 成套
70 合成气压缩机透平 1 成套
71 防爆吊车 1 成套
五、 合成工序
72 合成开工加热炉 1
S
73 合成废热锅炉 1 15CrMo
74 进出塔换热器 1
75 合成水冷器 1
76 冷交换器 1
77 1#氨冷器 1
78 合成锅炉给水预热器 1
79 2#氨冷器 1
80 补充气氨冷器 1
81 液氨换热器 1
82 液氨冷凝器 1
83 氨水换热器 1
84 液氨加热器 1
序号 名称 数量 主要材质 备注
85 液氨回流冷凝器 1
86 氨水冷却器 1
87 氨合成塔 1
88 1#氨分离器 1
89 2#氨分离器 1
90 补充气氨分离器 1
91 液氨闪蒸槽 1
92 合成汽包 1
93 脱盐水贮槽 1
94 液氨回流槽 1
95 液氨贮罐 2
96 低压闪蒸气洗涤塔 1
97 氨洗涤塔 1
98 氨蒸馏塔 1
99 氨水泵 1+1 2Cr13
100 液氨回流泵 1+1 2Cr13
101 液氨产品泵 1+1 2Cr13
102 膜回收系统 1 套 成套
103 变压吸附系统 1 套 成套
六、 冷冻工序
104 氨压缩机 1 成套
105 氨压缩机回流分离器 1
106 氨冷凝器 1
107 液氨贮槽 1
序号 名称 数量 主要材质 备注
108 煮油器 1
（2） 主要设备选型
合成氨装置主要设备有氨合成塔、吸收塔、再生塔以及压缩机等。
a．氨合成塔
合成塔是合成氨生产中的心脏设备，本装置中氨合成塔采用的是径
向流式、三床触媒层、上部和中部两个触媒筐带换热器的结构。这种结
构的合成塔是目前世界上较先进结构的合成塔形式，该结构具有以下优
点：
径向流的结构，触媒筐的侧壁顶部上段不开孔。避免了催化剂床层
收缩下降后引起的短路现象，使得触媒利用率提高。
根据合成塔的工艺操作条件，由于该合成塔的内件采用了保温，使
得合成塔外壳的工作温度较低，从而可以采用常用的低合金钢，节约了
设备投资费用。该塔内件由三床触媒床、两台中间换热器组成。内件的
使用温度较高, 因此全部内件都采用了高温性能较好的不锈钢，外壳为
耐高压筒体。内部的触媒筐之间采用螺栓连接的结构, 可以将三床触媒
筐分别吊出塔体，装填触媒较方便，解决了由于内件太长太重造成的吊
装困难的问题。
触媒筐内各构件由于采用的材料和工作温度不同，各构件的膨胀量
不一致，因此内件尽量选用相同的材料。整个触媒筐是放置在与外壳相
连的支座上。触媒筐的上部留有自由伸缩的空间，而触媒筐的所有进出
口管与外壳相连处，均采用填料函密封，使进出口管能自由伸缩。并且
避免了波纹管焊接处由于伸缩造成焊缝脱落的缺点。
上、下部换热器均是列管浮头式换热器， 换热管受热可以自由的膨
胀伸缩。由于内集气管的温度与下部换热器的温度不同，使得它们两者
的热膨胀量是不一样的，根据二床层和下部换热器的结构特点，在下部
换热器的上管板处上设置一个单层多波的波纹膨胀节，以补偿吸收温差
应力。
b． CO2 吸收塔
CO2 吸收塔为脱碳工序中的主要设备之一。该塔为填料塔，塔上段内
装 1 层碳钢和不锈钢填料；塔下段内装 2 层碳钢和不锈钢填料。在贫液
和半贫液进口处设有喷淋器和液体分布器，以使溶液在填料内均匀分
布。填料床层底部采用了波纹状多孔填料支撑板，它既能支撑填料及床
层中含液的重量，又有大于填料空隙率的自由截面，利于气体自下而上
地穿过。
c．CO2 再生塔
CO2 再生塔也为热钾碱脱碳工序中的主要设备之一。塔的上部为洗涤
段，由于腐蚀严重，塔体材料采用 0Cr18Ni9；塔的中部为富液段，塔体
材料采用 16MnR；塔的下部为贫液段，塔体材料采用 16MnR。该塔也为
填料塔，共设有 4 层填料段，每段填料均为上部碳钢和下部不锈钢填
料。在富液进口处采用套管双层降压闪蒸结构的分布器，以使溶液在填
料内均匀分布。填料床层底部采用了波纹状多孔填料支撑板，它既能支
撑填料及床层中液体的重量，又有大于填料空隙率的自由截面，利于气
体自下而上地穿过。在富液段的底部设有 1#泄流板，泄流板上装有升气
管和溢流管，以便半贫液溢流和下段气穿过。在半贫液段设有 2#泄流
板。因要求在此处将液体全部抽出，所以该泄流板上只有上升管。在 1#
和 2#泄流板底部均设有漏流消除板。
d． 压缩机
根据全厂的蒸汽平衡考虑，合成氨装置的压缩机均按蒸汽透平驱动
的离心式压缩机选型。按工艺要求，空气和乙炔尾气为单独机组，合成
气循环气压缩机机按联合压缩机考虑，新鲜合成气和循环气各自压缩后
送往合成工序。
尿素装置
尿素方案选择
（1）国内外工艺技术概况
从尿素技术发展看，六十年代以前主要为水溶液全循环法，六十年
代已开始研究发展汽提技术，如斯塔米卡邦公司的 CO2 汽提法，斯那姆
公司的氨汽提法，这两种方法均在六十年代中期工业化。七十年代汽提
法尿素迅速发展，尤以 CO2 汽提法建厂最多。七十年代世界性能源危机
后，能源费用急剧上涨，世界上一些公司致力开发新型的节能尿素技
术，如八十年代初开发成功并且工业化的日本三井/东亚-东洋工程公司
的节资节能先进工艺（ACES 法）。同时原来采用汽提方法的公司在这期
间也积极进行工艺流程的完善改造，如斯塔米卡邦公司设置 CO2 气脱
H2，以改善装置运转的安全性；工艺尾气设置常压回收塔，减少 NH3 和
CO2 损失；工艺冷凝液处理增设尿素水解设施，减少环境污染，降低 NH3
和 CO2 消耗。九十年代该公司改进合成塔塔板结构、开发池式甲铵冷凝
器，降低了蒸汽消耗，节省了投资。为便于区分，通常将过去的立式高
压甲铵冷凝器型 CO2 汽提法称为传统型 CO2 汽提，将高压（池式）甲铵
冷凝器（或池式反应器）型 CO2 汽提法称为改良型。
斯那姆公司的氨汽提法在节能及减少环境污染方面对工艺流程也进
行了改造，如用中压分解气的部分冷凝热浓缩尿素溶液，用低压分解气
的部分冷凝热预热高压液氨，用蒸汽冷凝热预热甲铵溶液，工艺冷凝液
处理设置尿素水解设施。这些设施，使近期氨汽提法能耗及环境污染方
面与早期流程比较有显著改善。
从目前世界上尿素发展趋势看，一方面是发展节能技术，另一方面是
从节省投资费用及提高运转率方面进行研究。下面将可供选择的尿素生
产方法叙述如下：
a.碳铵液水溶液全循环法
该法合成塔操作压力 ，温度 188℃， NH3/CO2 分子比为
，CO2 转化率约 64%。
出合成塔溶液经中、低压分解，二段蒸发造粒得尿素产品。由于中
压分解压力低，分解气的热量除在一段蒸发加热器下段回收少部分冷凝
热外，其余大部分热量由于冷凝温度低，只有用冷却水移走。因此该法
蒸汽消耗高，每吨尿素耗蒸汽约 吨。
该法无高压分解（汽提）回收，因此该法不需要特殊不锈钢，如
25/22/2，R4 及 DP3 以及钛材。
该法高压设备少，投资费用低，但公用工程（冷却水、电、蒸汽）
消耗高。
近年来，国内的中、小尿素装置（水溶液全循环法）进行了一系列
技改，从降低蒸汽消耗方面做了大量努力，例如采用予分离、予蒸馏工
艺，尿素合成塔中新型高效塔盘的应用等等，取得了一定的效果，使蒸
汽消耗有所下降。
b.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 ， 温 度 188℃ ， NH3/CO2=，
H2O/CO2=，转化率 65%。
——汽提塔：压力 ，温度 207℃。
——中压分解：压力 ，温度 158℃。
——低压分解：压力 ，温度 138℃。
——水解器：压力 ，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 ~。
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。
c. CO2 汽提法
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 ， 温 度 183℃ ， NH3/CO2=，
H2O/CO2=，转化率 59%。
——汽提塔：压力 ，温度 165℃。
——低压分解：压力 ，温度 135℃。
——水解器：压力 ，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 ~，
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。
（2）消耗定额比较
上述各种方法消耗定额见下表：(以每吨尿素产品计)
名称 规格 单位 CO2汽提法 氨汽提法 全循环法
液氨 以 100%NH3计 t
CO2 以 100%CO2计 t
蒸汽
t ～
冷却水 ΔT=10℃ m3 85 85 170
电 kWh 120 125 150
注：以上消耗值基于 CO2 压缩机为往复式电机驱动。
工艺技术选择
上述三种方法技术均成熟可靠，公用工程消耗全循环法最高，技术
较落后，且装置规模小，其它两种汽提法相差很小，但 CO2 汽提法工艺
流程较氨汽提法简短，容易操作，除高压甲铵喷射器外，其余可全部国
产化（即国内供货），而氨汽提法需引进国外技术及部分设备。从投资
看，水溶液全循环法最低，传统 CO2 汽提法不需要引进国外设备，投资
费用低于氨汽提法。因此本项目选择传统型 CO2 汽提法进行本项目可研
报告。
工艺流程说明
尿素装置生产工艺为应用传统型 CO2 汽提法。
尿素生产装置由下列工序及辅助设施组成：
氨的加压及 CO2 气压缩工序
合成及汽提工序
循环工序
尿素溶液贮存及蒸发工序
解吸和水解工序
参见工艺流程图。
(1)氨的加压及 CO2 气压缩工序
来自界区的液氨，至高压氨泵（304-J/JA），液氨在此被加压至
(A)，经液氨过滤器（313-L/LA）后通过甲铵喷射器（301-L）
至高压甲铵冷凝器（303-C）。液氨在喷射器中产生的抽力，将高压洗涤
器（ 304-C）来的甲铵液带入高压冷凝器，高压冷凝器操作压力约为
(A)。
自界区来的 CO2 气通过 CO2 压缩机入口分离器（311-D）至 CO2 压缩
机（302-J）入口。经压缩机四段压缩至 (A)，段间设脱氢反应
器，经压缩后的 CO2 气进入高压汽提塔（302-C）。CO2 压缩机由蒸汽透
平驱动。
(2) 合成及汽提工序
在尿素合成塔（301-D）中，液氨和 CO2 气体生成尿素的反应在温度
170-190ºC 和压力 下进行。
出合成塔的尿素溶液进入汽提塔（302-C），汽提塔为降膜式热交换
器，底部加入 CO2 气汽提，壳侧加入中压蒸汽供热，在此甲铵溶液中的
大部分甲铵分解为 NH3 和 CO2。
出汽提塔顶部的气体进入高压甲铵冷凝器（303-C），该冷凝器型式
为采用立式降膜式热交换器。出汽提塔的大部分气体与甲铵喷射器来的
液氨-甲铵液混合物反应生成甲铵。
出甲铵冷凝器气体和液体入合成塔底部。在合成塔中，甲铵转化成
为尿素。合成塔中反应混合物通过降液管管线进入汽提塔，含 NH3 和
CO2 的惰性气则进入高压洗涤器（304-C）。
在高压洗涤器（304-C）的下部， 大部分 NH3 和 CO2 冷凝，其冷凝
所放热量由调温水移走。出高压洗涤器（304-C）下部的气体，在高压洗
涤器（304-C）上部的填料床层与从循环工段来的甲铵液逆流接触，气体
中的 NH3 和 CO2 被甲铵液吸收。
出高压洗涤器的惰性气体仅含有少量的 NH3 和 CO2，通过压力调节阀
进入 4 巴吸收塔（309-D）。4 巴吸收塔由两层填料床层组成，上部床层
用冷却后的蒸汽冷凝液作吸收剂，下部床层用工艺冷凝液作吸收剂。出
4 巴吸收塔的惰性气体仅含有微量氨，通过压力调节阀排入大气。
(3) 循环工序
此工序主要是从出汽提塔底部的尿素溶液中回收 NH3 和 CO2。出汽提
塔底部的尿素溶液通过液位调节阀减压后进入精馏塔（305-D）的填料床
层上。尿素-甲铵溶液再从精馏塔的下部进入循环加热器（306-C），温
度升至大约 135C，大部分甲铵分解为 NH3 和 CO2，分解所需热量由低压
蒸汽提供。
出循环加热器（306-C）的气液混合物在精馏塔（305-D）的下部分
离，气体通过精馏塔的填料床层与上部来的冷尿素溶液接触，进行热量
和质量交换。出精馏塔的气体进入低压甲铵冷凝器（307-C），气体在此
几乎完全冷凝，冷凝热则由该系统的调温水移走。
出低压甲铵冷凝器的气液混合物进入低压甲铵冷凝器液位槽（314-
D）分离。出液位槽的气体入常压吸收塔（306-D）吸收 CO2 和 NH3，出
液位槽的甲铵液经高压甲铵泵（307-J/JA）升压至 (A)入高压
洗涤器（304-C）。
出精馏塔底部的尿素溶液浓度约为 %，含有少量的 NH3 及 CO2。
尿素溶液通过液位调节阀入闪蒸槽（313-D）。闪蒸槽操作压力
（A），由于压力降低，部分 NH3，CO2 及 H2O 从溶液中闪蒸出来，气体
入一段蒸发冷凝器（312-C）。
(4) 尿素溶液贮存及蒸发系统
出闪蒸槽的尿素溶液进入尿素溶液贮槽（301-F），再由尿素溶液泵
送入一段蒸发器（309-C），一段蒸发器操作压力为 (A)，操作
温度 130C，溶液在此被浓缩至 96%。浓缩尿素溶液所需热量由 304-C
来的调温水及加入壳侧的低压蒸汽提供。出一段蒸发器的气液混合物在
上部的分离器（315-D）分离，溶液入二段蒸发器（310-C），气体至一
段蒸发冷凝器（312-C）。
从闪蒸槽及一段蒸发分离器来的气体在一段蒸发冷凝器中冷凝，冷
凝液去氨水贮槽（302-F），未凝气经一段喷射器（302-L）入常压吸收
塔（306-D）中进一步用 4 巴吸收塔来的稀氨水吸收。吸收液入氨水槽，
气体至排气筒（314-L）放空。
出一段蒸发分离器的尿液进入二段蒸发器（310-C），二段蒸发器操
作 压 力 为 (A)， 操 作 温 度 约 140C， 溶 液 在 此 被 浓 缩 至
%。浓缩尿素溶液所需热量由加入壳侧的低压蒸汽提供。出二段蒸发
器的气液混合物在上部的分离器（ 316-D）分离，溶液由熔融尿素泵
（309-J/JA）送入造粒塔（305-L）造粒，气体经升压器送入二段蒸发
冷凝器（313-C）冷凝，未冷凝的气体经喷射器（303-L）进入二段蒸发
后冷器（314-C），冷凝液入氨水贮槽。出二段蒸发后冷器的未凝气通过
二段蒸发第二喷射器（304-L）升压后送入常压吸收塔进一步回收氨。
出造粒塔的尿素颗粒经皮带称称重后由输送机送去仓库包装。
(5) 解吸和水解
氨水槽中的溶液含有 NH3、 CO2 及尿素，溶液通过解吸塔给料泵
（312-J/JA）送出，其中一部分送至低压甲铵冷凝器作吸收剂，其余经
解吸塔换热器（316-C）预热后入第一解吸塔（307-DA）上部。溶液从
上至下流经各筛板时，溶液中的大部分氨和 CO2 被水解塔（308-D）和第
二解吸塔（307-DB）来的气体汽提出来。
出第一解吸塔底部的稀溶液经水解塔给料泵（314-J）抽出，经水解
塔预热器（308-C1/C2）预热后进入水解塔（308-D）上部。在水解塔中
溶液中的尿素水解成 NH3 和 CO2，所需热量由从水解塔底部加入的高压蒸
汽提供。
出水解塔底部的溶液经预热器（308-C1/C2）换热后进入第二解吸塔
（307-DB）上部继续解吸。
在第二解吸塔内溶液从上至下流经各塔板时，溶液中的 NH3 及 CO2 被
从塔下部加入的低压蒸汽全部汽提出来。出第二解吸塔底部的液体含有
微量的 NH3 及尿素。通过解吸塔换热器（316-C）、工艺冷凝液冷却器
（317-C）冷却至约 60C 后再由工艺冷凝液泵（322-J/JA）送至化水站
处理后作为锅炉给水。
出第一解吸塔（ 307-DA）的气体到回流冷凝器（ 305-C）进行冷
凝，冷凝后的气液混合物进入回流冷凝器液位槽（318-D）中分离。溶液
经回流泵（305-J/JA）送出，一部分返回第一解吸塔顶部作为回流液，
其余则送至低压甲铵冷凝器（307-C）。出回流冷凝器液位槽的气体至常
压吸收塔进一步回收氨。
消耗定额（以一吨产品尿素计，期待值）
原料及共用工程消耗：
序号 项目 规格 单位 数量
1 液氨 100%NH3 计 吨
2 CO2 100%CO2 计 吨
3 蒸汽 （G）
（G）
吨
吨
4 冷却水 米 3
5 回收冷凝液* 吨
6 电 千瓦时 18
7 输出低压蒸汽 （G）
（G）
吨
*包括透平冷凝液、蒸汽冷凝液和工艺冷凝液。
催化剂：
名称: 脱 H2 催化剂
型式: 铂或钯触媒(含铂或钯,载体为 Al2O3)
密度: 1000-1100kg/m3
装填量: ～ m3
期待寿命: 5 年
主要设备选型
(1)尿素合成塔
尿素合成塔是一个圆筒形，内设塔板的立式容器。尿素合成塔操作
压力约 （A），操作温度 183℃。内径 2200mm，高度（切线至
切线）30000mm，有效容积约 114m3。
从高压甲铵冷凝器来的尿素-甲铵混合液及气体从合成塔底部进入，
物料从底部呈柱塞流向顶部流动。在流动过程中，液相中的甲铵大部分
转化成尿素，气体逐渐冷凝，冷凝热供给溶液温度升高及甲铵转化成尿
素所需的热量。
溶液从顶部经溢流管流入汽提塔，气体从顶部流入高压洗涤器。
尿素合成塔壳体材料为碳钢，内衬材料为尿素级 316L，内件亦为尿
素级 316L。
(2) 汽提塔
汽提塔是一个高压降膜式换热器设备。从尿素合成塔来的尿素甲铵
液流入汽提塔上部，经位于降膜式换热管上端的液体分布器后成膜状均
匀地分布于换热管内壁。
从 CO2 压缩机来的 CO2 气入汽提塔下管箱，溶液从降膜管内壁自上往
下流动过程中，溶液与管内上升的 CO2 气逆流接触，溶液中的甲铵分解
成 NH3 和 CO2 并被汽提出来，甲铵分解所需热量由加入壳侧的蒸汽提
供。
出汽提塔底部的尿素溶液经液位调节阀入精馏塔。
出汽提塔顶部的气体入高压甲铵冷凝器。
汽提塔管程操作压力 ，操作温度 173℃（底部）。
汽提塔外壳材料为碳钢，管箱内衬尿素级 316L。换热管材料为
25/22/2，规格φ31×3，有效长度 6m，换热管数量 1605 根。
(3) 高压甲铵冷凝器
高压甲铵冷凝器为立式降膜式甲铵冷凝器，直径φ1100，换热管规
格φ25×，传热面积约 1094m2，换热管材料为 25-22-2。
从汽提塔来的气体入管侧，高压洗涤器来的甲铵液通过高压甲铵喷
射器（以高压氨泵来的原料氨作动力）也进入管侧。大部分汽提塔来的
气体在甲铵冷凝器中冷凝。冷凝热被壳程的锅炉水吸收，用于副产低压
蒸汽。壳程操作温度 147℃。
出高压甲铵冷凝器的甲铵液及未冷凝的气体入尿素合成塔。
(4) CO2 压缩机
CO2 压缩机为四段离心式压缩机，采用透平驱动。
合成氨装置来的 CO2 压力 （A），温度 40℃，CO2 纯度最低
%。
压缩机流量约 33130kg/h，单台流量约 16565kg/h。
(5) 高压氨泵
选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量
47 m3/h。排出压力 20MPa（最大）。采用变频调速。
(6) 高压甲铵泵
选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量 18m3/h，最大流量 24
m3/h。吸入压力 ，排出压力 16MPa（最大），采用变频调速。
设备清单
位号 名称 数量 主要材料 备注
换热器类：
302-C 高压汽提塔 1 25/22/2+SS+CS
303-C 高压甲铵冷凝器 1 25/22/2+SS+CS
位号 名称 数量 主要材料 备注
304-C 高压洗涤器 1 25/22/2+SS+SS
305-C 回流冷凝器 1 SS+CS
306-C 循环加热器 1 SS+CS
307-C 低压甲铵冷凝器 1 SS+CS
308-C 水解塔换热器 1 SS
309-C 一段蒸发器 1 SS+CS
310-C 二段蒸发器 1 SS+CS
312-C 一段蒸发器冷凝器 1 SS+CS
313-C 二段蒸发器第一冷凝器 1 SS+CS
314-C 二段蒸发器后冷凝器 1 SS+CS
316-C 解吸塔换热器 1 SS
317-C 工艺冷凝液冷却器 1 SS+CS
318-C 闪蒸蒸汽冷凝器 1 CS
319-C 高压洗涤器循环水冷却器 1 CS
320-C 低压甲铵冷凝器循环水
冷却器
1 SS+CS
323-C 4 巴吸收塔塔底冷却器 1 SS+CS
324-C 4 巴吸收塔进料冷却器 1 SS+CS
326-C 蒸汽冷凝液冷却器 1 CS
反应器类:
301-D 尿素合成塔 1 316L(尿素级)
+CS
302-D 脱氢反应器 1 CS
塔、容器类:
305-D 精馏塔 1 SS
306-D 常压吸收塔 1 SS
307-DA 第一解吸塔 1 SS
307-DB 第二解吸塔 1 SS
308-D 水解塔 1 SS
309-D 4 巴吸收塔 1 SS
311-D CO2 压缩吸入口分离器 CS
312-D 低压蒸汽汽包 1 CS
313-D 闪蒸槽 1 SS
314-D 低压甲铵冷凝器液位槽 1 SS
315-D 一段蒸发分离器 1 SS
位号 名称 数量 主要材料 备注
316-D 二段蒸发分离器 1 SS
318-D 回流冷凝器液位槽 1 SS
319-D 高压蒸汽饱和器 1 CS
320-D 中压蒸汽饱和器 1 CS
贮槽类：
301-F 尿素溶液储槽 1 SS
302-F 氨水槽 1 SS
302-F-ST 氨水槽密封槽 1 SS
303-F 蒸汽冷凝液槽 1 CS
304-F 膨胀槽 1 CS
351-F 废水槽 1 SS
352-F 废油澄清槽 1 CS
机泵类：
302-J CO2 压缩机（全套）
含段间分离器及冷却器
1 SS+CS
302-JT CO2 压缩机透平 1 CS
304-J/JA 高压氨泵 1+1 SS
305-J/JA 回流泵 1+1 SS
307-J/JA 高压甲铵泵 1+1 SS
308-J/JA 尿液泵 1+1 SS
309-J/JA 溶融尿素泵 1+1 SS
311-J/JA 吸收塔给料泵 1+1 SS
312-J/JA 解吸塔给料泵 1+1 SS
314-J/JA 水解塔给料泵 1+1 SS
315-J/JA 低压甲铵凝液循环水泵 1+1 CS
316-J/JA 高压洗涤塔循环水泵 1+1 CS
317-J/JA 蒸汽冷凝液泵 1+1 CS
320-J 高压冲洗水泵 1 CS
322-J/JA 工艺冷凝液泵 1+1 SS
351-J/JA 废水槽泵 1+1 SS
特殊设备类：
301-L 高压喷射器 1 SS
302-L 一段真空喷射器 1 SS
303-L 二段蒸发器第一喷射器 1 SS
304-L 二段蒸发器第二喷射器 1 SS
位号 名称 数量 主要材料 备注
305-L 造粒塔 1 钢筋混凝土
306-L 造粒塔造粒喷头 1 SS
307-L 升压器 1 SS
313-L/LA 液氨过滤器 1+1 CS
314-L 工艺排气烟囱 1 SS
315-L 刮料机 1
316-L 输送机 1 CS+皮带
317-L 皮带秤 1
318-L 压缩厂房吊车 1
321-L 造粒塔电梯 1
351-L CO2 压缩机排气消音器 1 SS
352-L 22 巴蒸汽消音器 1 CS
353-L 4 巴蒸汽消音器 1 CS
自控技术方案
总则
根据装置的规模、生产特点、生产控制要求,投资情况及业主的要求,
本着技术先进、经济合理、安全可靠的原则确定本工程各装置的自动化
水平.
各 主 要 生 产 装 置 的 控 制 系 统 原 则 上 拟 采 用 分 散 型 控 制 系 统
(DISTRIBUTED CONTROL SYSTEM,简称 DCS).为了保证各主要生产装置
的安全运行,原则上拟设置紧急停车系统 与 ESD 之间可以通讯.
在压缩机厂房不设就地控制室,压缩机的自控系统及仪表由压缩机制
造厂商成套供货.压缩机的控制系统采用技术上较先进的带 CRT 操作站的
PLC 系统,并且该 PLC 系统应该与主装置的 DCS 通讯.
为实现全厂管控一体化,DCS、PLC 应留有与工厂管理网进行通讯的
接口.
各装置的 DCS、ESD、PLC 选型应该一致.
自动化水平和主要控制方案
为了满足生产控制要求,提高产品质量,降低消耗及确保安全生产,氢
氧化钾装置、碳酸钾装置、合成氨装置、尿素装置、空分装置(DCS 控制
系统及仪表随机成套)、天然气制乙炔装置、聚氯乙烯装置、氯乙烯装置
的控制系统均采用分散型控制系统（DISTRIBUTED CONTROL SYSTEM,简
称 DCS）,对工艺生产过程实行集中监视、控制.
DCS 系统的控制器应该是冗余的以微处理器为基础的设备,控制器有
多种计算能力及复杂内置逻辑程序的控制运算法则.DCS 系统主要由操作
站、控制站及通讯系统等三大部分组成.DCS 功能包括:过程变量控制、
被控和非被控变量指示、控制回路监控、实时和历史趋势记录并保存、
动态流程画面等.DCS 系统具有打印各种生产报表,储存重要的生产信息
的功能.
为了保证上述各主要生产装置的安全运行,应设置紧急停车系统(ESD).
各装置的紧急停车系统(ESD)应选用独立于 DCS 系统的 PLC 系统,PLC 系
统应能与 DCS 通讯.
氢氧化钾装置、碳酸钾装置、合成氨装置、尿素装置、空分装置
(DCS 控制系统及仪表随机成套)、天然气制乙炔装置、聚氯乙烯装置、
氯乙烯装置内分别设置控制室,通过设置在各控制室内的 DCS 系统和紧急
停车系统(ESD)对其生产过程中的各种工艺参数实行集中监视、控制、及
安全保护.控制室的位置应选择在非爆炸、无火灾危险的区域内,其位置
应符合《石油化工企业设计防火规范》(GB50160)的规定.
公用工程和辅助生产设施只在循环水及消防水池、消防水泵组设置
了就地控制室.循环水的控制采用 PLC+工业级上位计算机对生产过程实
行集中监视、控制.消防水池、消防水泵组的消防控制系统(或消防控制
柜)随消防水泵组成套提供.
仪表选型
(1) 仪表选型原则
a. 仪表选型要安全可靠﹑技术先进﹑安装维护方便、经济合理.选
用的仪表应是国家技术部门认可的﹑取得制造许可证并经 GB/T9000 或
ISO9000 标准认证的产品.要优先选用国产仪表(包括采用引进技术或合
资企业国内生产的产品).
b. 为了保证各生产装置的正常及安全生产,以下仪表应考虑国外引
进:
(a)国内制造技术不过关,质量和可靠性没有把握的仪表,如:在线分
析仪、高精度计量仪表、电磁阀等.
(b)国内尚未生产的特殊仪表、特殊材料的仪表等.
(c)关键性仪表,关键性调节阀等.
c.主 要 仪 表 应 选 用 电 子 式 ,变 送 器 选 用 二 线 制 智 能 型 (4～
20mA+HART,24V DC),就地控制仪表可选用气动式.仪表的型号及类型尽
可能地被限制,主体仪表应选用同一系列仪表,以便减少备品备件,便于维
修管理.
d.阀门执行机构原则上应采用气动执行机构.
e.各装置(或者车间)的主要进出物料—原料、产品、半产品等的计
量仪表原则上应采用精度较高的仪表.主要的原料、产品及公用工程量
(气体、蒸汽流量的测量)应考虑温度和/或压力补偿.
f.根据生产过程的要求,在线分析仪表可适度采用包括采样系统﹑样
气预处理系统和回收﹑公用工程等成套供货的分析小屋.分析小屋(包括
分析小屋成套的所有设备、配管、配线等)必须考虑所在区域的防爆等级
的划分.
g.电子/电气仪表应满足相应区域的防爆等级划分.本安或隔爆型仪
表将被用在危险区.
h.就地仪表的防护等级至少是 IP55,安装在控制室内的仪表至少是
IP20.
(2) 仪表传输信号
一般情况下采用标准传输信号:
热电阻、热电偶为电阻信号及直流毫伏信号
气动仪表 20～
电动仪表 4～20mA ,两线制.
特别用途的仪表，亦可用其它传输信号.
(3) 仪表的测量单位
所有仪表选用的测量单位及刻度均采用 SI 单位制.
流量: 蒸汽 kg/h
液体 kg/h m3/h
气体 Nm3/h (0℃，1atm)
压力: Pa kPa MPa
液位: mm m(罐区液位计用) %
密度: kg/m3
温度: ℃
成份分析: ppm %
酸碱度: pH
电导率: μS/cm
转速: rpm
仪表供电和供气
(1) 仪表供电
仪表电源（包括 DCS、 ESD）一般由不间断电源装置（ UPS）提
供,UPS 输出的交流电源规格为:
电 压 220V±5%
频 率 50±
波形失真率 ＜±5%
UPS 的后备供电时间为 30 分钟,切换时间≤5ms.
现场仪表的供电(24V DC) 一般由 DCS、ESD 提供.
装置总耗电量约 ～280 KVA
(2) 仪表供气
仪表气源主要用于电/气阀门定位器及就地气动仪表.
仪表气源质量应达到以下要求：
操作压力
露点(操作压力下) －50℃
含尘微粒 3μm
含油量 ＜8 ppm
含尘量 ＜1mg/m3
不含有害气体及腐蚀气体
气源备用时间 20 分钟.
装置的仪表空气消耗量约～3200 Nm3/h
仪表修理
仪表维修原则上依托社会.根据生产装置的实际情况和仪表台件数设
置仪表维修间.配备少量必需的、常用的仪表维修设备,进行日常的维
护。
