氨回收装置操作规程终版.docx
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氨回收装置操作规程终版
新能能源有限公司变换冷凝液氨回收操作规程
编写：
审核：
武浪
审定：
武浪
批准：
武浪
新能能源有限公司
二○一五年八月
6.7带缓冲、隔离液储罐密封泵的操作28
附：
设备一览表33
第一章装置概况
1.1、变换冷凝液氨回收装置概述
本装置主要是根据变换工序产生的变换冷凝液特性而设计的单塔加压汽提侧线抽出氨回收工艺，对变换冷凝液进行净化和资源综合利用处理。
该装置的作用为净化污水，回收化工资源，减轻大气污染，化害为利，变废为宝，造福人类，是环保必不可少的一项工程。
本装置的设计处理量为：
40m3/h，系统装置将变换冷凝液中的氨氮、二氧化碳、硫化氢等成分进行有效脱除，并回收其中的氨，制取浓度不小于15%的氨水，氨水可做农肥或其它化工原料使用。
处理后的净化水可以作为回用水用于其它工段。
分离出的酸性气送入硫回收或火炬装置。
本装置的工艺特点：
采用单塔加压侧线抽出汽提流程。
分离和回收废水中的有效成分，且该装置具有耗能低，占地面积小，流程简单，设备少，操作方面方便而又经济的特点，是目前正积极推广的一套先进装置。
1.2、产品说明
1.2.1、净化水
硫化氢含量：
不大于50mg/L，氨氮含量：
不大于150mg/L，
出水温度：
约123℃，净化水作回用水使用。
1.2.2、氨水
氨水浓度：
不小于15%（质量分数），回收率：
不小于95%。
（1）物理性质
氨是一种无色具有刺激性气味的气体，低浓度的氨对呼吸道有刺激作用，接触时可使皮肤灼伤，高浓度的氨对三叉神经有刺激作用，可使呼吸终止。
在标准状况下氨的密度是0.77kg/m3，比重为0.5971，氨极易溶于水，在常温下一体积水可溶解700体积的氨，0℃时液氨的比重为0.6836，其分子量为17.034，沸点-33.35℃，凝固点-77.7℃，氨在空气中的含量达11%-14%时会发生燃烧，气爆炸极限为15.5%-27%（体积分数）。
在常压下冷却到-33.35℃或常温下加压到0.7MPa-0.8MPa时，气态氨就凝结成无色的液态氨。
液氨具有导电性，并溶于少量润滑油。
（2）化学性质
a）氨与水反应
氨与水反应生成一水合氨，它可以小部分电离成NH4+和OH-，并且受热分解。
NH3+H2O=NH3•H2O=NH4++OH-
b）氨的水合物对锌、铜及铜合金具有腐蚀性：
Cu+2NH4OH→Cu（OH）2+2NH3↑
Zn+2NH4OH→Zn（OH）2+3NH3↑
c）氨在530℃以上分解为氮气和氢气：
2NH3→N2+3H2↑
d）氨与酸的反应：
NH3+HCl→NH4Cl
NH3+H2S→NH4HS
e）氨与氧的反应:
4NH3+5O2→4NO+6H2O
1.3、原料、公用工程系统
1.3.1、原料的来源
来自变换装置。
1.3.2、原料的基本参数
（1）冷凝液量：
≤40m3/h；
其中：
氨氮≤7500mg/L；
二氧化碳≤15000mg/L；
硫化氢≤150mg/L；
（2）冷凝液压力：
6.12MPa（g）；
（3）冷凝液温度：
约40℃。
1.3.3汽提工艺基本原理
变换冷凝液汽提就是除去原料污水中的有害物质，以达到净化污水水质的目的。
变换冷凝液中的有害物质以CO2、NH3、H2S为主，变换冷凝液汽提的主要目的是去除和回收CO2、NH3、H2S。
含硫污水是一个由H2S-NH3-CO2-H2O组成的四元，H2S-CO2-NH3都是挥发性弱电解质并能以不同程度溶解于水，构成H2S-NH3-CO2-H2O挥发性弱电解质水溶液的化学、电离和相平衡共存体系。
氨溶于水后一部分被电离成NH4+和OH－离子，即；
NH3+H2O→NH4++OH-
在汽提操作条件下，气相中的氨、硫化氢和二氧化碳是分子态，液相中的氨、硫化氢和二氧化碳有分子和离子两种形式，离子不能挥发，故称“固定态”，分子可以挥发，故称“游离态”，氨、硫化氢和二氧化碳在水中的离子态和分子态的数量，与温度、压力及它们在水中的浓度有关。
变换冷凝液汽提过程就是基于H2S-NH3-CO2挥发性弱电解质水溶液在不同条件下的汽一液平衡特性。
由于H2S、NH3和CO2三种组份与H2O的气液相平衡常数相差很大，同时在低温时若液相中NH3的浓度比H2S、CO2相对较高时，则系统中的H2S、CO2基本上被NH3固定下来。
利用这两个特点，可用一个塔从塔顶获得挥发度最高的组份H2S、CO2，从塔底获得挥发度最低的组份H2O，从塔的中部（侧线）抽出含有富氨的混合气体。
如果该侧线抽出气体中的NH3含量大大超过H2S、CO2时，则在冷疑过程中即可将H2S、CO2固定下来，从而获得纯度较高的氨气。
因为在低温下NH3的相对挥发度比H2S、CO2低，所以大部分H2S、CO2已在低温的塔顶放出，而塔底采用高温蒸汽汽提，净化水中NH3、H2S、CO2含量很低，因此在塔的中部容易形成较高浓度的含NH3混合气体，也正因为如此，用NH3来固定H2S、CO2，并将NH3气体作为侧线产品是可行的。
1.3.4公用工程
脱盐水（常温，0.4MPa（g））、循环冷水（31℃，0.4MPa（g））、氮气（常温，0.3MPa（g））、仪表气（常温，0.6MPa）、蒸汽（190℃，1.27MPa（g））
1.4、动力消耗指标
序号
项目
单位
小时耗量
年耗量
备注
1
电
kwh
57.5
460000
2
蒸汽
t/h
6.5
52000
3
氮气
m3n/h
（0.1）
采样器用
4
仪表气
m3n/h
2
16000
5
脱盐水
t/h
1.5-2
12000-16000
6
循环水
t/h
70
560000
第二章工艺简介
2.1、生产方法、工艺原理
（1）生产方法
该装置采用单塔加压汽提、侧线抽出工艺，其生产方法是：
利用硫化氢和二氧化碳的相对挥发度比氨高，而溶解度比氨小的特性，首先从气提塔的上部将变换冷凝液中的二氧化碳和硫化氢汽提出来，而向塔顶逃逸的部分氨气被冷进料再吸收，再通过控制适宜的塔体各部位温度分布，使变换冷凝液在汽提塔中部形成氨聚集区，在此处侧线抽出分离，再采用变温变压的三级分凝设施，将侧线抽出的氨气逐渐浓缩，最后取得纯度较高的氨气。
（2）变换冷凝液单塔加压汽提的工艺原理
单塔加压汽提处理变换冷凝液的方法就是用带有一定压力的蒸汽，把挥发性的二氧化碳、硫化氢、氨从变换液中汽提出来并有效分离，从而达到净化污水，提取酸性气和氨的目的。
该装置的工艺是一个化学、电离和相平衡共存的复杂体系。
其整个反应过程可用如下综合反应式表示：
H++OH-+NH4++HS-=（NH3+H2S+H2O）液
=（NH3+H2S+H2O）气
H++OH-+2NH4++CO32-=（2NH3+CO2+2H2O）液
=（2NH3+CO2+2H2O）气
NH4++HS-=（NH3+H2S）液=（NH3+H2S）气
2.2、工艺流程叙述
（1）自变换工段冷凝液进入本装置原料水脱气罐V2101，经脱气罐V2101减压至1.8MPA（G）缓存后，逸出的闪蒸气由脱气罐V2101顶部排出直接进主汽提塔T2101。
变换液自脱气罐V2101底部靠余压排出，分为冷、热两路进主汽提塔T2101；一路作为冷进料先进入冷进料预冷器E2101通过循环冷水降温至35℃左右，再从汽提塔顶部入口进主汽提塔T2101；一路作为热进料先经过原料水/净化水一级换热器E2103进行一次预热，温度提升至60℃左右，继续进入原料水/侧线气换热器E2105进行二次预热，温度提升至115℃左右，继续进入原料水/净化水二级换热器E2104进行三次预热，温度提升至150℃左右。
经三级预热后从汽提塔T2101最顶层塔板上部入口进塔。
汽提蒸汽（1.27Mpa）由塔底第一层塔盘下吹入，汽提塔T2101的17、19、21层塔盘处开一侧线抽出口抽出富氨气，净化水由塔底排出。
（2）侧线气（即粗氨气）从塔体氨气富集区抽出，进入原料水-侧线气换热器E2105冷凝冷却，降温至120℃左右，引入一级分凝器V2103气液分离，气相部分继续进入二级冷凝冷却器E2106进行降温，降温至90℃左右，引入二级分凝器V2104气液分离，气相部分继续进入三级冷凝冷却器E2107进行换热，降温至40℃左右，引入三级分凝器V2105进行气液分离，气相部分引入到高位吸氨器V2109中制取氨水；一、二、三级分凝器中分离出来的分凝液分别由一、二、三级分凝液泵打回原料水脱气罐V2101中，作为回流液与变换冷凝液混合后继续进塔处理。
（3）汽提完成的酸性气由汽提塔T2101塔顶排出，首先进入酸性气冷凝冷却器E2102进行冷却，降温至40℃以下，再进入酸性气分液罐V2102中进行气液分离，气相部分直接排至装置外，液相部分由一级分凝液泵P2101打回脱气罐中。
（4）净化水由汽提塔T2101塔底部出口排出，进入原料水/净化水二级换热器E2104进行热交换，降温至130℃左右，继续进入原料水/净化水一级换热器E2103进行换热，降温至125℃以下，直接排出装置外，进入厂区排放管网。
（5）脱盐水自厂区脱盐水管网来，进入液封水罐V2108缓存，并通过脱盐水泵P2104打至高位吸氨器V2109上部，对经三级分凝提纯的氨气进行喷淋吸收。
（6）高位吸氨器V2109内吸收形成的稀氨水从底部排出，进入氨水冷却器E2108中进行冷却，降温至40℃以下，排入稀氨水罐V2106内缓存，同时经由稀氨水循环泵P2105打至高位吸氨器V2109中部，对氨气进行循环吸收，最终稀氨水罐V2106中的氨水浓度达到15%以上时，通过合格氨水泵P2106将其打入浓氨水罐V2107缓存，最终合格氨水经氨水出料泵P2107从浓氨水罐V2107中输送至装置外。
2.3主要操作条件
2.3.1主汽提塔
温度：
塔底160℃，塔顶40℃
压力：
塔底0.53MPa（G），塔顶0.5MPa（G）
2.3..2原料水脱气罐
温度：
40℃
压力：
1.8MPa（G）
2.3..3一级分凝器
温度：
120℃
压力：
0.45MPa（G）
2.3..4二级分凝器
温度：
90℃
压力：
0.38MPa（G）
2.3..5三级分凝器
温度：
40℃
压力：
0.3MPa（G）
第三章开车前的准备
3.1全面质量大检查
3.1.1设备
设备主体的施工安装、内件、附属管件、仪表是否齐全，安装位置是否符合要求。
3.1.2管道
各工艺管道安装是否符合设计及生产要求，阀门的安装位置、放空排凝阀、附属仪表等是否符合设计及生产要求。
3.1.3机泵
机泵的施工安装、型号、电机与电气设备等是否符合设计要求，润滑系统是否完备，压力表是否完好，计量泵流量是否校核等。
3.1.4安全措施及其它：
（1）机泵、设备、电气的接地、岗位照明是否满足设计及生产要求。
（2）安全阀的定压及排空管道的安装位置是否正确。
（3）消防器材、防毒面具、硫化氢、氨报警仪、可燃气体报警仪是否正确齐全。
（4）化验室设备、人员等是否满足要求。
（5）水、电、气、风等辅助系统引入装置并能满足生产要求。
（6）电缆沟盖板是否完好，有无油水及杂物；
（7）污水排放系统是否完好畅通；
（8）环境卫生是否良好，达到开工条件；
3.2操作具备的素质
3.2.1掌握的相关知识
（1）安全规程、劳动保护、消防规程。
（2）产品及各种物料的危险性。
（3）设备的操作说明及工艺流程。
（4）仪表操作及工艺运转规程。
3.2.2具备的技能
操作人员应经培训，具备实际操作和处理事故的技能，并经过职业安全卫生培训，能熟悉及熟练掌握现场、设备、工艺管道及仪表的功能及操作。
3.3设备、管道的吹扫、冲洗、试压
3.3.1原则与注意事项
（1）吹扫前对容器、反应器、冷换等设备，要清理干净，然后封人孔。
（2）吹扫、冲洗前，关闭仪表引线阀、安全阀手阀。
（3）吹扫、冲洗前，拆除流量计、控制阀、疏水器、孔板。
介质经冷换设备时，入口法兰处放空。
（4）蒸汽管线、吹扫试压时，引入蒸汽要缓慢逐步予热，防止热膨胀加剧，注意脱水，防止水击，防止蹩压。
（5）吹扫、冲洗试压要逐段进行，待水汽、风排净后，再进行下步，并且认真填写记录。
试压时按规定控制，不得超压。
（6）吹扫、冲洗、试压后，如发现问题应先泄压再处理，处理后重新吹扫、试压。
3.3.2吹扫、冲洗、试压介质
项目
吹扫
冲洗
试压
备注
酸性气、氨气管道
蒸汽
/
压缩空气
氮气试密
其他气体管道
蒸汽
/
蒸汽
其他液体管道及设备
水蒸汽
新鲜水
新鲜水
注：
对氨气的设备及管道，在工艺过程允许情况下，当惰性气体量不足时宜先用蒸汽吹扫后，再用空气吹干或用惰性气体保护。
3.3.3试压时间及试压值
（1）蒸汽试压时，试压至最高操作压力，详细查漏。
空气试压时，试压至最高操作压力，用肥皂液检查漏点。
（2）试压时，保持5分种发现无漏点即为合格。
（3）用空气试压及氮气试密时，必须将所有的密封点、阀门、采样口、压力表、热电偶、放空、丝扣、焊缝处涂肥皂水，如有鼓泡、泄压处理后再试，至无鼓泡为止。
3.3.4单机试运
所有离心泵均用新鲜水负荷试运2小时，检查电机有无超温、震动；泵的扬程、流量是否稳定，达到其铭牌指标。
第四章装置开工、停工
4.1前提
4.1.1装置已完全施工安装完毕，并经质量检查、吹扫、清洗、试压、单机试运后，对发现的所有问题整改结束，各项指标都达到要求。
4.1.2人员均能熟练掌握本岗位的操作，并已上岗。
4.1.3公用工程系统、水、电、汽、风均引入装置边界。
4.1.4调度、医务、消防、通讯均已正常，分析化验室正常。
4.1.5装置内均已打扫干净。
4.2、开工程序
4.2.1建立汽提塔液位升温
（1）关闭净化水出装置阀门，向汽提塔注生产水（以消防水代替），并溢流至原料水/净化水一级换热器、原料水/净化水二级换热器壳程，使原料水/净化水一、二级换热器壳程灌满水，汽提塔液位至50%，停止注水并拆除临时注水管线。
（2）关闭酸性气出装置及侧线气阀门，充入氮气建立塔压、当塔压达0.3MPa后停止充氮保压。
（3）汽提塔直接供汽，对汽提塔预热升温。
（4）用蒸汽调节阀控制塔底温度，使塔底温度以20℃/h~30℃/h的速度升温。
4.2.2引进料、排放酸性气、净化水
（1）开启外装置至本系统的来料阀门，利用来料调节阀控制原料水脱气罐进料量。
（2）当塔底温度达到120℃时，开启冷进料阀门，适当调节进料量保持塔底液位在50%左右。
并根据原料水脱气罐的液位适当调节来料调节阀开度，并保持原料水脱气罐压力维持在1.8MPa（G）。
通过冷进料调节阀控制塔顶温度不超过40℃。
（3）当塔顶压力达到0.5Mpa的时候，调节酸性气流量调节阀，在保证塔底继续升温的情况下，适量排放酸性气。
酸性气排量应由塔顶两段填料层的温差来定，将温差控制在50~60℃范围内，温差大阀门开度则调大，温差小阀门开度则调小。
（4）当塔底温度达160℃时,停止升温，建立原料水脱气罐及外装置塔的物料平衡，通过来料调节阀控制外装置塔的液位保持在合理范围。
通过调节冷、热进料调节阀，保持原料水罐的液位，将变换冷凝液全负荷引进汽提塔，打开净化水出装置阀门，注意保持塔底液位正常（50%），塔顶压力（0.5MPa），塔顶温度正常（40℃），塔底温度正常（160℃）以达到装置的平稳运行。
4.2.3开侧线
（1）当塔顶压力达到0.5Mpa、17层塔盘温度达到150℃时，打开侧线抽出阀控制抽出比为9-10%。
（2）侧线抽出后，调节蒸汽量，使塔底温度保持在160℃时，17层塔盘温度150℃。
（3）逐步建立一级分凝器、二级分凝器、三级分凝器的压力、温度、液位。
（4）控制一级分凝器入温度大于120℃，当压力大于0.45Mpa时，启用一级分凝器顶部出口压力调节阀（PIC-2102）控制压力保持在0.45Mpa。
（5）PIC-2102投用后，通过手动调节二级冷凝冷却器的循环冷却水阀门开度，来控制二级分凝器温度为90℃，当压力达到0.38Mpa时，启用二级分凝器顶部出口压力调节阀（PIC-2103）控制二级分凝器压力保持在0.38Mpa。
（6）当PIC-2103投用后，通过手动调节三级冷凝冷却器的循环冷却水阀门开度，来控制二级分凝器温度为40℃，当压力达到0.3Mpa时，启用三级分凝器顶部出口压力调节阀（PIC-2104）控制三级分凝器压力保持在0.3Mpa。
（7）当一级分凝器建立起液位，通过一级分凝液泵出口液位调节阀控制其液位，二、三级分凝器建立起液位，分别控制二、三级分凝液泵的启停来调节其液位。
控制一、二、三级分凝器的液位为50%。
（8）一、二、三级分凝液通过泵送入原料水脱气罐作为回流液与外装置来的变换冷凝液混合后再进塔处理。
4.2.4制氨水
（1）侧线系统正常后，给稀氨水罐注入脱盐水，开启稀氨水循环泵，对三级分凝器排出的氨气进行循环吸收。
调节稀氨水循环泵的出口阀门开度，使高位吸氨器液位控制在30%以下。
（2）当循环氨水浓度达到15%以上时，开启合格氨水泵，将合格氨水送至浓氨水罐暂存。
同时控制稀氨水罐液位不低于50%。
（3）当循环氨水浓度大于15%后，开启脱盐水泵，为制氨水补充吸收液。
调节脱盐水补充量，按氨气总量制得浓度为18%的氨水所需水量进行控制。
（4）调节进装置的脱盐水调节阀，控制水封罐的脱盐水液位为70%~75%。
（5）观察高位吸氨器的压力，将其压力控制在0.15MPa以下，如果压力超过0.15Mpa通过调节真空泵入口阀门开度来调节真空泵的抽气量。
4.2.5调整操作
（1）根据处理量的大小及操作情况，进一步调整总进料量。
（2）通过调节蒸汽调节阀控制好塔底压力为0.6Mpa，控制好17层塔盘温度为150℃。
（3）操作平稳后，所有仪表全部投自动。
4.3停工程序及操作方法
4.3.1停工前的准备
（1）编制好停工方案，并经总厂有关部门确认、会签；组织操作人员培训学习全面掌握
（2）编制好停工阶段临时组织体系，明确分工
（3）加强与调度的联系，做好上下游的协调
（4）准备好停工所用盲板的数量、规格和型号，并联系保运单位拆掉应拆的盲板
（5）准备好管线吹扫明细表、盲板明细表、停工吹扫网络图，安排好停工吹扫人员，扫线完毕签字确认。
（6）准备好各岗位停工操作记录
（7）设备的低点排凝阀接好胶管，并引至含油污水井，严禁排入清水井。
（8）装置所有消防、气防设施配套齐全好用并处于备用状态
（9）根据调度指示，适当增减处理量，到停工时原料水脱气罐水位将至10~20%。
（10）有计划的降低一、二、三级分凝器和酸性气分液罐的液位，到计划停工时维持最低点。
4.3..2停工步骤
（1）缓慢减蒸汽量，最后停蒸汽，关侧线。
（2）用生产水（以消防水代替）置换洗塔，直到出水质合格。
（3）塔内水放空后，直接用蒸汽吹扫管线2小时，蒸塔48小时，完毕后塔顶放空，塔低点排凝。
（4）通入氮气吹扫系统。
（5）最后各台设备管道经吹扫、冲洗后，打开人孔待分析其中O2含量大于20%，H2S小于10mg/m3，配戴防毒面具后才能进入。
（6）长时间停车时需对系统全面吹扫。
吹扫流程如下：
序号
管线名称
吹扫流程
给汽点
试压要求
1
酸性气管线
汽提塔—酸性气冷却器—酸性气分液罐—装置外；
汽提塔
1.先贯通后试压,贯通时将放空打开,见汽干净后关闭；
2.关闭除试压管线以外其它管线与塔的对接的阀门；
3.开汽缓慢，顶部放空打开，汽提塔顶见汽关，严防超压。
4、冷换设备吹扫时另一程需放空，防止憋压。
2
净化水管线
汽提塔—原料水净化水二级换热器—原料水侧线气换热器—原料水净化水一级换热器—装置外；
汽提塔
3
冷进料管线
汽提塔—冷进料冷却器—装置外
4
热进料管线
汽提塔—原料水净化水二级换热器—原料水侧线气换热器—原料水净化水一级换热器—装置外；
汽提塔
5
侧线抽出线
汽提塔—原料水-侧线气换热器—一级分凝器—二级冷凝冷却器—二级分凝器—三级冷凝冷却器—三级分凝器—至装置外
汽提塔
6
闪蒸气
汽提塔—原料水脱气罐阀组—至装置外
汽提塔
第五章汽提操作的影响因素
5.1、供热
合理的供热是平稳操作的基础，供热是否合理，对安全生产，产品质量，能耗影响都很大。
供热过量，就要引起超温、超压、酸性气质量下降，蒸汽单耗增加，严重时可能造成冲塔；供热不足，汽提塔中部的温度偏低，高温段温差大，氨气和净化水的质量下降。
汽提塔供热影响因素为：
蒸汽单耗的影响因素主要有冷热进料比n侧线抽出比B，氨循环比C，而n、B与处理量有关，因为对一个特定的汽提塔而言，有个最低的冷却水量和最低的塔底三相负荷。
所以处理量越大、冷热进料比n和侧线抽出比B越小，蒸汽单耗越低，然后根据产品质量和塔体温度分布进一步调整n、B和供热量，供热是操作的基础，操作平衡建立后，一般情况应保持稳定。
5.2、酸性气的排放率
（酸性气排放率=酸性气排放量/原料水中酸性气量）
操作平衡建立后，要及时按原料中的酸性气的量将其从塔顶排出，其排放率最好为1。
如果排放率大于1，则塔上部温度要升高，酸性气质量可能变差，塔压下降，严重时可能造成冲塔；如其排放率小于1，则塔的中部温度要下降，塔压升高，氨气和净化水质量可能下降。
操作中，在n、B和供热等条件合理的情况下，如果最上一层塔板与侧线抽出口处的温度下降，塔压升高,说明的排放率小于1。
反之，排放率大于1。
5.3氨循环比
（氨循环量/原料水中氨含量）
氨循环比对汽提塔的氨负荷影响很大，如果氨循环比过大，要危及产品质量，增加蒸汽单耗，严重时还影响平稳操作，氨循环比的高低由分凝液的量的多少和浓度高低决定，分凝液的量的多少主要取决于抽出比的大小，分凝液浓度高低主要取决于三级分凝条件，因此影响氨循环比的主要因素是抽出比和三级分凝条件。
5.4抽出比的影响
抽出比是单塔侧线流程操作关键因素之一，侧线抽出气体，约为塔底气相负荷的50%左右，所以抽出比的大小对汽提塔的效果影响很大，抽出气体中主要成分是水，所以抽出比的大小基本决定了分凝液量的多少。
如果抽出比太小，循环液量会减少，氨循环比会降低，蒸汽单耗要下降，但单塔气相负荷太小，汽提效果降低，净化水质量要下降，如果循环比太大，从塔内取热增多，循环液量也增加，氨循环比也增加，单塔气相负荷增加，不仅蒸汽单耗增加，产品质量要下降。
5.5三级分凝条件的影响
三级分凝条件决定了各级分凝器的分凝液量的多少和分凝液浓度的高低，在抽出量一定的情况下，如果采用不同的分凝条件，尽管循环液的总量没有变，但各级分凝器的分凝液量和浓度就要变化，总的分凝液的浓度就不同，因此氨的循环比也就不同。
由于分凝条件对氨循环的影响大，所以操作中要按工艺设计参数控制好分凝条件，否则严重时会危及安全生产，例如一级分凝器温度瞬间大幅度提高，会使二、三级分凝器的压力下降或者回零，甚至成负压。
因为一级分凝器温度突然升高，使一级分凝器分水率突然下降，二级分凝器、三级分凝器分水率增加，液相浓度下降，汽相平衡被破坏，因此汽相压力下降回零，甚至成负压。
操作失
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