合成氨操作第六章冯秋红.docx
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合成氨操作第六章冯秋红
第六章
正常操作
目录
1、概述
1.1操作人员
1.2动设备
1.3仪表
1.4电气设施
1.5水冷器
2、脱硫工段
2.1加氢反应器
2.2硫吸收塔，R-202A/B
2.2.1R-202A催化剂更换
3、转化工段
3.1一段炉，H201
3.1.1能力控制
3.1.2点火和烧嘴控制
3.1.3一段炉管表皮温度测量
3.1.4一段炉出口甲烷含量
3.2二段炉，R-203
4、一氧化碳变换工段
4.1HT一氧化碳高温变换炉R204
4.1.1温度
4.1.2残余一氧化碳
4.2一氧化碳低温变换炉R205
4.2.1温度
4.2.2残余一氧化碳
5、二氧化碳脱除工段
5.1温度和压力
5.2溶液循环
5.3分析
5.4水平衡
5.5溶液浓度
5.6活化剂系统浓度
5.7消泡剂
5.8过滤器操作
5.9环保方面
5.10操作问题
5.10.1工艺气体中二氧化碳渗漏
5.10.2起泡泡
5.10.3溶剂损失
5.10.4腐蚀
5.10.5机械应力
6、甲烷化
7、氨合成工段
7.1概述
7.2循环率
7.3氢/氮比
7.4惰性气体
7.5合成塔温度
7.6合成塔入口氨的浓度
7.7一氧化碳和二氧化碳
7.8压力外壳温度
7.9压力
8、制冷工段
9、氨回收单元
10、蒸汽发生系统
10.1蒸汽/水调节
10.2锅炉给水预热
10.2高压蒸汽发生和过热
11、工艺冷凝液回收
附件
A1-A3变换反应平衡表
A4-A6甲烷转化反应平衡表
A7-A13甲烷泄露曲线
A14氨转化曲线图
1、概述
1.1操作人员
主要由控制室操作工来监督装置的运行情况，并监控各种仪表，调整运行工况，以获得令人满意的运行效果。
当有报警发出时，他们会做出相应反应。
在某些情况下他们会在主控调整控制设备，重新建立正常的运行工况；其它情况则对现场操作工进行指导，在装置的各个位置做必要的调节。
装置的现场操作工倒班工作，特别是还原工段，以便监督转化炉燃烧情况和转化炉内管子的温度，同时记录就地仪表的读数，注意像泄露之类的异常情况。
1.2动设备
压缩机厂房内的透平和压缩机按照供货商的操作手册规定由操作工监督控制。
操作工应定期检查轴承温度，润滑和振动情况，并注意备用设备是否处于运行状态。
更应检查各个仪表的设定点，保证不受振动影响而出现偏差。
压缩机厂房外围设备同样由现场操作工进行操控，并对这些设备进行和上述一样的检查工作。
1.3仪表
按照供货商的建议对控制阀和仪表进行认真维护是至关重要的。
1.4电气设施
对电气设备进行检查，如果继电器系统出现重大故障，则应立即进行修正。
1.5水冷器
合成氨装置的水冷器主要是并联操作。
流经每个冷却器的流量都取决于实际压降和在线冷却器的数量和位置。
需要注意的是冷却水流量是否过大，否则会导致冷却器内管束出现震动。
为避免出现这种问题，流经每个冷却器的冷却水流量不应超过设计数值。
2、脱硫工段
与工艺相关的关键数据均在此处和下列工段中进行了说明。
2.1加氢反应器R-201
加氢反应器（R-201）的入口温度应保持在大约350℃（TIC-2039）。
必须保持足够的压力等级，保证能较好地控制转化工段的碳氢化合物进料，即FV-2026应有至少1.8barg的压降。
压力由PV-2002进行控制。
来自氢气总管的循环气体流量添加到天然气中是为了给加氢处理提供氢气。
在正常操作条件下，相对于进料中大约4.5%的氢气来说其流量是（FIC-2035）2206Nm3/h。
如果因某种原因循环到加氢催化剂的氢气中断的话，我们建议立即停止向反应器输送碳氢化合物。
否则，造成的结果就是碳逐渐沉淀下来，催化剂失去活性。
另外，催化剂温度降低到300℃以下，同时也降低了装置负荷。
如果进料中的硫含量降低到低液位（低于1ppm），而且持续很长时间的话，硫将从催化剂中被汽提出来。
关键是催化剂要保持在硫化状态，如果在后一阶段的话，加氢反应器还得输送有机硫浓度较高的原料。
同样，对甲烷化反应的化合力高于脱硫的催化剂时，必须停止输送循环氢气，并降低温度（如上面所述）。
加氢反应器催化剂的性能可通过分析AP-2506的有机硫组分来进行检查。
2.2硫吸收塔，R-202A/B
分析AP-2507，定期检查来自第一硫吸收塔（R-202A）的气体中硫的含量。
分析AP-2508，定期检查来自第二硫吸收塔的气体中硫的含量。
无论何时只要当硫含量高的气体进入第二硫吸收塔时，必须要始终记录硫的总量，以便判断催化剂更换的时间。
转化工段和变换工段的催化剂使用寿命主要取决于进入这些工段的工艺气体中硫的含量。
来自第二硫吸收塔的气体中硫的总含量不得超过0.05ppmvol。
如果检测出硫吸收得不充分，原因可能是吸收质量被硫完全饱和或碳氢化合物含有水蒸气，造成不利的反应平衡：
ZnO+H2S⇄ZnS+H2O
如果两台硫吸收塔中任何一个的硫吸收质量被硫完全饱和，则必须进行更换。
请参考第四章所述的装填程序。
2.2.1R-202A催化剂更换
在AP-2507进行分析检测出硫渗漏时应立即更换第一硫吸收塔（R-202A）中的氧化锌催化剂。
装置运行的同时就可以更换催化剂。
打开R-202的手动旁路，封堵反应器。
压力慢慢释放，容器用氮气置换。
当容器冷却时，可更换废催化剂。
当准备好操作时，用氮气或天然气进行系统置换，测试气密性，加压并投入运行。
3、转化工段
3.1一段炉，H201
3.1.1能力控制
装置开车之后，应减负荷运行几个小时，以便做些必要的调整。
特别重要的是要调整一段炉（H-201）的燃烧情况，并检查烧嘴。
从而进一步调整各种控制装置，并尽快切换到自动。
装置运行一旦稳定，就可以逐渐提高一段炉的负荷。
设计能力增长5-10%，产量就应逐步上升。
完成每个步骤后，操作员应等候直到操作条件稳定下来再进行下一步操作，即等候至少15分钟。
增加转化负荷时，之后进行的操作可采取下列步骤：
蒸汽—天然气---燃料气----空气
1、稍微增加蒸汽流量。
2、相应增加天然气流量，即保持蒸汽/碳之比。
3、按比例调整燃烧率，使一段炉出口温度保持恒定。
4、相应增加工艺空气流量。
降低负荷时，和上述步骤相同，但顺序相反。
减少空气---燃料气—天然气---蒸汽
重要的是要始终保持到一段炉的蒸汽流量。
蒸汽/碳之比应保持在至少3.0。
3.1.2点火和烧嘴控制
调节一段炉的燃烧情况，以获得预定的二段炉的出口温度（通常为953℃），与0.6干摩尔百分比的甲烷逃逸相对应。
但是，一段炉出口的热收集器内温度不得超过设计温度820℃（TI-2061/2062/2063）。
应使用光测高温计来监控转化炉管的外表皮温度，并坚持做数据记录。
管子的设计使用寿命为100,000小时，管壁温为879℃，压力为34.3bar表压。
管子在较高温度和/或压力下运行将缩减其使用寿命。
因催化剂中毒和/或碳形成和/或沿水平烧嘴排的燃烧火焰产生变化而使个别管子流量分布不均，进而造成管子到管子之间的表皮温度出现变化。
应密切监控烧嘴，修正不规则火焰形状，避免管子加热不均，以获取较好的热效应。
烟道气中氧气含量应保持在大约2%（AI-2026）；这与10%过量空气相对应。
调节一次空气节流装置，进而调整燃烧空气；理论上讲所有一次空气节流装置都应保持在同一位置。
调节燃烧空气的同时，也应密切监控单个烧嘴的火焰形状。
调整气流，取得正确的过量空气量对于热效应来说是至关重要的。
通常燃烧炉室顶部气流应是大约5毫米WG真空。
但必须要注意燃烧炉室和气流变送器位置之间可能出现的压降。
必要的话，气流控制器必须设定到较高的气流，以保证燃烧炉室内有5毫米WG的气流。
烟道气必须要避免减少，因为一段炉管可在特定条件下吸收碳。
同样，管子外表面上的氧化铬保护层可以去除，否则会引起管子材料出现腐蚀。
当来自MDEA工段的闪蒸气可以使用的话，可送入天然气燃料总管。
当来自氨回收单元的尾气和过量合成气体可以使用的话，可送入尾气燃料总管，用作第五排烧嘴的燃料。
如第三章所述天然气燃料的流量通过负荷控制器FIC-2047进行控制，从而自动减少流量。
3.1.3一段炉管表皮温度测量
转化炉管的表皮温度通常使用红外线高温计进行测量。
建议使用的高温计类型是MinoltaCyclops52，在0.98µm波长中心产生光谱响应，和MinoltaCyclops339，在3.9µm波长中心产生光谱响应。
这些波长处的辐射本质上不会受转化炉烟道气的吸收影响（最初是由水和二氧化碳的含量导致的）。
转化炉管表面的辐射由下列两种因素构成：
1、管子本身产生的辐射
2、源自转化炉燃烧炉壁的辐射，由管壁反射出来
所以应修正高温计显示的温度，以建立正确的管子表皮温度
温度测量分三个步骤进行：
1、表观管表皮温度测量
2、燃烧炉壁温度测量（从对面墙）
3、做适当的修正计算并实施。
注：
仪表投用之前应认真阅读高温计的操作说明书，以保证长时间无故障运行。
每当仪表不使用时都要切断电源，即使几分钟也要切断，以保护电池。
仪表出厂时已调校过，不用做进一步的校验。
步骤：
当装置在稳定负荷条件下运行时进行管壁温度测量。
最好是在转化炉壳体侧壁观察孔进行温度测量。
在端壁观察孔进行补充测量。
最高管壁温度一般接近管子底部。
当燃烧温度分布图出现变化时，最高温度会更接近最低排烧嘴或最低倒数第二排烧嘴。
高温计透镜上设定的距离是种合适的距离（大约1.8米，等于0.5x2.07+0.31﹣0.5x0.152+大约0.4米），其中2.07米是燃烧炉室内宽，0.31米是燃烧炉壁的厚度，0.152米是转化炉管的标称外径，0.4米是从转化炉外壁到高温计的大约距离。
当准备好高温计，而且指向合适的方向时，则打开观察孔门并启动高温计上的测量按钮。
温度储存在显示屏上，此时可以关上观察孔门。
测量时间不应超过两至三秒，否则转化炉会因空气通过观察孔涌入而冷却。
之后立即通过转化炉室对侧上的观察孔来测量燃烧炉壁温。
高温计上设定的距离应是大约2.8米。
根据下列公式计算管管壁温，Tt，
式中：
Tm=管壁上的仪表读数，K
Tw=燃烧炉壁上的仪表读数，K
Tt=管管壁温，K
Et=管壁辐射率，典型80-90%
F=视角系数
λ=镜头波长，µm
所有温度均按开氏温度计。
所有测量的仪表辐射率均设在1。
经常遇到的问题：
1、当通常认为转化炉管材料辐射率是大约80–90%时，为什么辐射率应设定在1？
在修正计算公式中要考虑到辐射率的问题。
这与转化炉管的正确辐射测量无关，因为辐射既包括转化炉管表面温度的辐射，也包括源自转化炉壁的反射辐射。
2、在温度高于设计操作温度时转化炉管的操作效应是什么？
基本上温度每增加一度管子预计寿命就减少3.76%。
即指，如果管子设计预计寿命为100,000小时，超温1℃则降低预计寿命至96,240小时，超温60℃则降低预计寿命至10,000小时。
真正的危险不是上述限制范围内的普遍超温，而是局部过热导致的危险，如烧嘴喷火。
3.1.4一段炉出口甲烷含量
一段炉出口工艺气体中的甲烷含量一般是14.1干摩尔百分比，并根据下列参数确定下来：
--操作压力
--转化温度
--蒸汽/碳之比
--接近理论平衡，但取决于能力和催化剂活性
估算催化剂活性时可对比转化炉废液在AP-2536/AI-2051的实际甲烷含量和理论甲烷含量。
随蒸汽/碳比和各种压力条件下的温度而变的甲烷泄露曲线包括在该章的附件中。
为达到最低甲烷泄露量，所有管子都应具有相同的出口温度。
因此，应调节燃烧炉的燃烧力度，尽可能保持接近每个热收集器（TI-2061/2062/2063）的温度。
随着催化剂的老化，会增加接近废气平衡的趋势，导致甲烷泄露增加。
3.2二段炉，R-203
二段炉出口温度应保持在大约953℃（TI-2076），与0.6干摩尔百分比的甲烷逃逸相对应。
二段炉废气中的甲烷含量与出口温度密切相关。
二段炉出口温度由一段炉的工艺气体温度和工艺空气流量控制着。
因为工艺气体的流量是由在合成补充气中获得3的氢/氮比需要的氮气量决定的，所以原则上二段炉出口的温度（或者，更确切说是，甲烷逃逸）由一段炉的燃烧力度所决定着。
天然气进料和工艺空气之间的比由FFSI-2015进行监控，对氢氮比做出间接的指示。
在正常操作期间，气体/空气比必须在0.67Nm3/Nm3左右；具体数值取决于天然气的组分。
一旦在合成气压缩机入口取得正确的氢氮比，操作工必须尽力保持气体/空气之比恒定。
当工艺气体流经WHS的工艺空气预热盘管时被预热。
预热温度由通过第一盘管（HICkory-2011）的旁路进行控制，但是，如果预热温度增加高于550℃的话，可给工艺空气中加入保护蒸汽。
二段炉催化剂床的压降由PDI-2053进行测量，应密切进行监控。
通过催化剂床的典型压降数值是0.15巴。
在正常操作条件下可允许比工艺设计压降多大约两倍，即2x0.15巴。
一般地，如果检测出压降增加，则应在未来第一次停车期间检查顶层的催化剂是否变成红色。
如果有变红的迹象，则应在重新启动二段炉之前更换顶层相关部分催化剂。
由于在燃烧期间达到了高温，所以二段炉的内表面为耐火材料衬里。
表皮温度应该是160℃（设计最高温度：
300℃）。
耐火材料衬里的缺陷会导致温度高于设计温度，可能会损害转化炉外壳。
二段炉涂有一层热敏漆，可以永久改变颜色，做报警之用，而颜色本身的改变则表示涂漆环境已接近于温度范围：
本色绿
绿色范围最高达200℃
蓝色范围200-315℃
白色范围315-480℃
如果观察到有颜色变化，则必须用工厂空气、低压蒸汽或水将外壳冷却下来，然后进行修理。
而且应注意二段炉上任何过热点的发展迹象，即油漆颜色从蓝到白的颜色变化。
如果过热点扩大的话，我们建议装置停车，对二段炉进行检查。
4、一氧化碳变换工段
4.1一氧化碳高温变换炉R204
4.1.1温度
工艺气体在进入一氧化碳高温变换炉（R-204）之前先经第一废热锅炉（E-208）和蒸汽过热器（E-209）产生的蒸汽冷却至大约360℃。
调整E-209内部旁路，通过TIC-2079控制温度。
最佳入口温度，即一氧化碳逃逸量最低的入口温度，取决于实际催化剂的活性。
对于新催化剂来说，一般最好是在温度低于设计温度的条件下进行操作。
随着催化剂的老化，入口温度应升高。
正常操作温度范围是330--450℃。
催化剂在低至300℃的温度时仍具有一定的活性。
在过热点温度高达470℃时仍允许连续操作的同时，催化剂活性在较高的温度条件下会有一定的损失。
禁止超过高变炉设计温度480℃。
R-204的温度增加应是75℃左右，取决于实际蒸汽/干气体之比。
4.1.2残余一氧化碳
在正常操作期间，R-204的出口一氧化碳含量应是3.3干摩尔百分比。
随着变换催化剂的老化和活性的降低，则接近平衡增加。
根据对离开高变炉的气体进行分析来确定反应系数（Kp）。
Kp数值可以利用下列公式计算出来。
Kp作为输入，可以在该章附件A1-A3页的表格中查到平衡温度。
平衡温度和实际温度之间的温差，接近平衡的温度都是催化剂活性的指标。
4.2一氧化碳低温变换炉R205
4.2.1温度
离开一氧化碳高温变换炉之后，工艺气体流经并联运行的第二废热锅炉（E-210）和甲烷化炉调温加热器（E-211）以及第一锅炉给水预热器（E-2121/2）时冷却下来。
一氧化碳低变炉（R-205）的入口温度一般是205℃，通过E-2121/2（TIC-2111）旁路工艺气体进行控制。
对于一氧化碳高变炉，最佳入口温度，即一氧化碳逃逸量最小时的入口温度，取决于实际催化剂的活性。
对于新催化剂来说，一般最好是在温度低于设计温度的条件下进行操作。
随着催化剂的老化，入口温度应升高。
正常操作温度范围是170--250℃；禁止超过变换炉设计温度300℃。
温度增加应是23℃左右，取决于一氧化碳高变炉中的转换和蒸汽/干气体之比。
冷凝蒸汽对催化剂有害，因此入口温度一般应在气体露点之上至少15-20℃。
在正常操作期间，蒸汽/碳之比为3.0时，露点大约为170℃。
E-2121/2的冷表面上形成冷凝液是危险的。
所以，E-2121/2入口BFW温度应始终保持尽可能高于工艺气体露点。
4.2.2残余一氧化碳
正常操作期间，R-205出口一氧化碳含量应是0.30干摩尔百分比。
根据4.1.2所述方法来评估低温变换催化剂的活性。
5、二氧化碳脱除工段
5.1温度和压力
工艺气体温度和汽提塔再沸器（E-302）的入口冷凝液量都是重要的工艺参数：
它们决定着到二氧化碳脱除工段的总热量，进而决定着溶液再生效率。
在设计蒸汽/碳比条件下，温度应大约为162℃（TI-3001）。
如果在较高的蒸汽/碳比条件下操作时，则必须运行E-302周围的旁路，以限制到汽提塔的热量输入。
较高能量输入具有下列效应：
--因汽提塔蒸汽负荷较高而引起的较高的液压负荷
--较高的二氧化碳汽提塔塔顶流出物和二氧化碳产品温度
--较高的二氧化碳产品冷却器负荷
二氧化碳汽提塔的蒸汽负荷高会导致夹杂增加或甚至溢流。
必须要考虑塔德液压极限。
汽提塔再沸器负荷高于设计负荷只会导致贫液再生的效果变得稍微好些。
但是，汽提塔再沸器负荷增加可以将整个装置能力提高几个百分比。
这是因为半贫溶液的再生效果较好的原因。
由于半贫溶液的温度同时增加，所以效果也受到了限制。
二氧化碳吸收塔（F-302）的入口工艺气体与水饱和，即指入口温度（TI-3003）影响了二氧化碳脱除的水平衡。
接近70℃PFD数据的温度是更可取的。
送入吸收塔的贫液温度通过TIC-3029进行控制，可调节贫液冷却器（E-303）上的旁路。
如果贫液温度高于设计温度，则对二氧化碳脱除系统产生下列影响：
--吸收塔底部温度较高
--吸收速率较高
--二氧化碳负载能力较低
--出口气体水含量较高
--闪蒸工段（高压闪蒸或低压闪蒸）
如果溶液温度高于设计数值，则导致溶液的二氧化碳负载能力较低，但吸收速率增加，反之亦然。
因为两种效应是相反的，所以温度的整体影响相当小。
鉴于此原因，贫液温度的变化通常会在宽度极限之内，即40到60℃之间。
建议保持50℃的正常温度。
原则上，低压闪蒸槽（B-301）内的压力应尽可能低，但必须高得足以能输出二氧化碳。
正常压力预计是大约0.74barg（PI-3012）。
较高压力对溶液再生具有负面的影响：
--闪蒸再生能力弱，即需要更多的汽提蒸汽
--低压闪蒸槽盒二氧化碳汽提塔（顶部和底部）的温度较高
--汽提塔再沸器内动力温度差较低
高压闪蒸槽（B-302）内的压力影响二氧化碳产品的纯度，原则上应尽可能低。
但是，要求有一定的压力等级，以克服到低压闪蒸槽（B-301）的静水压头。
压力太低会导致过量闪蒸，进而损坏设备（XP-301）。
PIC-3014应用来使压力保持接近5.4barg的PFD数值。
5.2溶液循环
溶液流量的调节方式必须能达到要求的出口气体中二氧化碳的含量。
在能量消耗过高的条件下出现过度循环是可能的。
另一方面，较低的溶液循环率会使吸收塔内更加接近平衡，最终形成二氧化碳吸收需要的较小动力。
结果是二氧化碳逃逸较多，但能量消耗较低。
所要求的溶液循环率很大程度上取决于入口工艺气体条件，即工艺气体流量，工艺气体压力和工艺气体中二氧化碳的含量。
总之，可以假定所要求的溶液流量与到二氧化碳脱除工段的工艺气体量成正比。
多数二氧化碳在半贫吸收工段的二氧化碳吸收塔（F-302）底部被吸收。
吸收塔入口气体一般含有大约19.2的干摩尔百分比二氧化碳，吸收塔底部工段出口的二氧化碳含量是7干摩尔百分比。
半贫溶液的流量和条件非常重要：
流量太低或再生不当将导致吸收塔顶部过载，进而引起二氧化碳泄露增加。
流量必须要恒定，始终保持在大约2100吨/小时的设计流量（FIC-3021）。
其余的二氧化碳在吸收塔顶部由贫液吸收掉。
出口气体中的最大二氧化碳含量应是500ppm。
贫溶剂的流量和条件对于获得预期二氧化碳脱除效果来说至关重要。
流量必须恒定，要始终保持在设计流量426吨/小时（FIC-3022）。
B-301液位不用控制。
就是说B-301用作整个二氧化碳脱除工段的溶剂蓄积器。
液位必须保持在规定范围之内。
在跳车情况下，整个装置的塔填料液体滞留量将下降，并在B-301终止。
为了能容纳更大的容量，B-301液位应保持接近正常液位。
如果在短时间内液位降低或升高，一般是指溶液水含量失去平衡。
应进行分析，确定其原因，然后决定采取何种修正措施。
如果水含量超出范围，则应检查装置入口和出口的温度并做相应的调整。
如果液位低而水含量正常，则必须从储罐输送并添加补充溶液。
通过A-301用P-308将补充溶液慢慢送入F-301底部。
查看LG-3503，定期检查汽提塔再沸器E-302中的液位，保证通过壳程的溶剂流量稳定。
正常液位与围堰高度一致。
液位高表示到F-301底部的液体出口管线堵塞。
液位低表示F-301放水盘回填，可能是再生不足的原因之一。
这种回填可能是因防水盘自身缺陷或液体管线堵塞而造成的。
二氧化碳吸收塔（F-302）在顶部工艺气体出口配备有冲洗区域。
用水冲洗最大程度地减少了因夹杂和/或蒸发而造成的溶剂损失，从而保持了水平衡。
5.3分析
必须按第11章所述经常进行分析，以确定：
--二氧化碳含量
--密度
--泡沫活性
--总胺含量
--活化剂含量
--存在有杂质如铁，铬，和镍
这些参数对溶液的吸收能力起着很大的影响。
富、贫和半贫溶液应符合下列要求：
%（w/w）中组分贫液半贫液富液
二氧化碳0.35.87.7
一氧化碳001ppm
氢0020ppm
氮0045ppm
甲烷001ppm
氩00<1ppm
aMDEA38.937.636.9
水60.856.655.4
5.4水平衡
因为溶液稀释将减少吸收能力，增加二氧化碳逃逸，所以必须监控二氧化碳脱除的水平衡情况。
通过对溶液进行常规分析或根据低压闪蒸槽（B-301）的液位升高可以发现水含量的增加。
根据设计，二氧化碳脱除工段的水平衡稍微是负的。
就是说必须要连续给系统添加少量的水。
加水点处于吸收塔（F-302）的顶部，在此出口工艺气体被洗涤，最大程度低降低了因夹杂和蒸发而导致的溶液损失。
水的添加流量应是大约754kg/h（FIC-3023）。
水平衡通过进入和离开系统的气流温度和压力而得以控制的，即吸收塔入口和出口的工艺气体和二氧化碳产品流量。
如果水含量增加，则必须考虑采取下列措施：
--增加E-302和/或E-305的负荷，减少吸收塔入口的工艺气体温度。
--从B-301的OH系统二氧化碳产品分离器（b-303）的出口排放水。
注意无论如何这都会导致胺的损失。
如果水含量降低，则必须考虑如下措施：
--降低E-302和/或E-305的负荷，增加吸收塔入口的工艺
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