碳酸氢铵的生产原料及工艺流程？

碳酸氢铵的生产原料是：二氧化碳和氨水。

碳酸氢铵的生产工艺流程：二氧化碳通入氨水中，饱和后结晶而得。在碳酸氢铵肥料的生产中，用合成氨生产过程中的变换气通入浓氨水塔，吸收变换气中二氧化碳。成为碳酸氢铵结晶，经分离而得。

碳酸氢铵简称碳铵，又称重碳酸铵，是一种白色化合物，呈粒状，板状或柱状结晶。含氮(N)量17%左右。用作氮肥，适用于各种土壤，可同时提供作物生长所需的铵态氮和二氧化碳。

在供水的过程中又会有哪些问题呢？例如现在有朋友问这样一个问题：家里采用的是楼顶蓄水池的供水，每次用水的时候，厕所冲水时水管就会产生猛烈的晃动，产生很大的异响，怎么消除这种问题？我们在室内具体用水的过程中，打开室内的用水的阀门。例如打开室内马桶的冲水。那么水就会从蓄水池顺着管道一直进入到我们的马桶的水箱。这个过程一般都是依靠水的自重来实现的。这样关闭时水锤效应在缓冲罐里做功 缓冲 应力被压力罐的空气消减 ，我没有这样做过 给你的建议也全凭三十年的管道安装经验和一些理论给你提供一个参考绘制简图一个供你参考一下手机绘制不甚详细 压力罐和缓冲罐是相通的。

根据你的反应，你家应该是水管直冲蹲便器！如果是，第一步把主管道的空气排尽！第二方法是加装蹲便器水箱！

水中出现空气，有可能蓄水池进水管与出水管共用了一只口子，进水不是连续性的，属于价段性的进水，启动时容易将空气注进水中。

建议你将自来水总阀稍微调小一点，看看有否改善。但是水罐可能会产生响声，这是水罐一般是全封闭式的，在没有水压的情况下，水流出后会从出水口返向补充空气，空气会带动水流，形成水锤原理，会冲击管道形成响声，就是一大瓶水，在完全倒立出水的情况下，出水时的现象是一样的。

水流太快，产生压力差，加个u型管，或者环形的。

厕所冲水不论是坐便还是蹲便都要安一个独立的冲水箱，里边配以上下水配件，冲水的时候从这个水箱直接出水，水箱出水后补水是上水件慢速上水，水满自动关闭，这样就不会出现你说的那种现象了！

从母液槽和吸氨槽来的混合液，用吸氨泵打入高位吸氨器内，经高位吸氨器的喷嘴，液体流速增加，在喷嘴出口处形成减压区域，使气体被吸入并被流体夹带，流入氨水中间槽，混合液经氨水中间泵送至母液换热器降温至35℃以下，使氨及二氧化碳充分溶解后到吸氨槽，要求吸氨槽的浓度为220-240tt，然后经倒槽泵打入氨水槽，供生产使用。来自界区约99%的二氧化碳气体经减压至060Mpa进入二氧化碳缓冲罐，经减压至04～05MPa后与来自氮气循环压缩机的N2（80M3/min）混合，将CO2浓度降至约40%，进入碳化塔主塔底部，由下而上与塔顶加入的来自副塔的预碳化液逆流接触，大部分二氧化碳被吸收，含少量二氧化碳（8～10%）的气相从塔顶部出来，进入副塔底部，在塔内与由顶部加入的浓氨水逆流接触，继续吸收二氧化碳。含二氧化碳04%～15%、含氨10～30mg/m3（标）的出塔气从碳化副塔顶部排出，进入固定副塔底部，在固定副塔内，用来自回收塔的稀氨水吸收，固定副塔气相进入回收塔底部，在塔内用脱盐水洗涤。洗涤后，二氧化碳含量小于02%、氨含量小于02mg/m3（标）以及含大量氮气的尾气经回收塔顶部排出,大部分进入汽水分离罐进行气液分离，气相经氮气压缩机升压至050MPa，再打入前端与二氧化碳混合形成整个系统的N2循环，少部分经放空。在汽水分离罐前补入氮气，维持在02MPa。脱盐水从回收塔上部加入吸收来自固定副塔尾气中的氨和二氧化碳制备稀氨水。一部分稀氨水送至碳化固定副塔或母液槽；另一部分由回收塔循环泵循环吸收来自固定副塔的氨和二氧化碳。在泵的出口循环管线上设换热器，以增加吸收效率。回收塔制备的低浓度氨水送至固定副塔，固定副塔制备成低浓度碳化氨水送至母液槽，作为系统补水，用以吸收三聚氰胺尾气。浓氨槽内180～190tt滴度的浓氨水经氨水泵打入碳化副塔，一方面溶解塔内的结疤，另一方面吸收主塔出塔气中的剩余二氧化碳，逐步提高浓氨水的碳化度，制成预碳化液。副塔的预碳化液由碳化泵从底部抽出，打入主塔，在主塔内进一步吸收二氧化碳，生成碳酸氢铵悬浮液，当悬浮液固液比至40～70%时，在系统压力作用下从塔底部取出，送入稠厚器，进入离心机进行分离。每个碳化塔内部装有14组冷却水箱，用以带走碳化反应产生的热量，冷却水由冷却水泵送至每组水箱，换热后汇集到碳化塔顶部的检水槽，再流回循环水池。碳化主塔的碳酸氢铵悬浮液的固液比达到40%～70%时，靠主塔内压力把碳酸氢铵结晶悬浮液压入稠厚器，经进一步结晶和沉淀后，从稠厚器的底部进入离心机分离。分离后的固体碳酸氢铵晶体即为成品，由离心机底部卸下，去成品包装。分离后的离心母液和稠厚器上部的清液从溢流管线溢流至母液中间槽，在母液中间槽进一步晶液分离后清液溢流至母液槽，作吸氨使用。沉降下来的碳酸氢铵结晶用逃晶泵打回稠厚器再次分离。

很复杂。

工艺流程说明——脱氢工序

a）过热蒸汽系统

06 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热，去第三反应器（R-303）顶部热交换器，将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃，蒸汽去过热炉（F-302）过热，然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器，将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃。蒸汽去过热炉（F-303）过热后，去第一反应器（R-301），与乙苯、一次配汽混合后，依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应。

F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网。燃料气自管网进入动力车间燃料气罐，脱液后，进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）。经V-313缓冲后，分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量。

b）乙苯脱氢反应系统

乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B），被来自F-303的水加热后，进入乙苯蒸发器（E-303），与来自管网的06 MPa蒸汽（一次配汽）混合，同时由壳程06 MPa蒸汽加热汽化约105℃。

汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右，进入第一反应器（R-301），与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀，混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升，其出口温度也上升），在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应，乙苯转化率约40 %，反应后的气体温度降至540 ℃左右。此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器，被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右，进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应，总转化率达到约60 %。反应后，混合气温度降至578 ℃左右。此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器，被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热，温度上升至610 ℃左右，进入第三反应器（R-303）催化剂床层，继续进行乙苯脱氢反应，第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %。

自第三反应器（R-303）出来的反应气体，进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后，自身温度下降至300~320 ℃，再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热。在E-302下段，产生032 MPa（表）蒸汽；在E-302上段，产生004 MPa（表）蒸汽。

032 MPa蒸汽去管网，作精馏系统热源；004 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源。

c）冷凝分离

反应混合气体产生032 MPa、004 MPa蒸汽后，温度下降，被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷，温度下降至70 ℃左右，分别进入四组空气冷却器（EC-301），温度降至55 ℃以下，进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离。

V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离。V-307为隔板式分离器，油、水混合物在此靠密度差分层。当油位高过隔板高度时，进入油相区，自流至炉油罐（V-309），与阻聚剂混合后，由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）。由于V-306为负压，而V-307为正压，`故V-306至V-307管线中，存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃。

V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝，冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312），在V-312出口有三个阀门，分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统。

当脱氢反应系统为正压操作时，V-311水放掉，尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时，V-311中充水，V-311有一工业水补充管线，防止罐内缺水，空气进入尾气系统，影响系统压力和安全生产。由于系统负压，自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水，保持压力平衡，阻止空气进入系统。

d）真空

真空系统作用是为反应系统抽取负压，以有利于脱氢反应的进行。

真空系统有二套，一套为液环式真空/压缩机组，用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵，作备用。该泵用06 MPa蒸汽作动力，一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用，或在液环式真空泵故障时临时使用。

液环式真空/压缩机组流程：

真空/压缩机组用乙苯作动力，包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁。设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器。真空泵盐水流量为423 m3 /h，压缩机换热器盐水流量为136 m3/h。

当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时，吸入罐（V-312）出口气体，进入真空泵（真空泵入口有一止回阀），与乙苯混合，气、液混合物进入分离罐中，液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下，继续作真空泵动力，多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统。

真空泵入口压力一般在15~30kPa左右，真空过高，设备振动、噪声大，易损坏设备。

未凝气体进入压缩机后，与乙苯混合，气液混合物进入压缩机分离罐中，不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下，继续作压缩机动力。

二台隔离液泵，分别形成自身循环系统，为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油。

二个分离罐中多余液体排入地槽，地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）。

真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的，具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用，设备自身带有氧含量在线分析仪，监视系统氧含量（应低于体积分数01 %），以保证设备安全运行。

蒸汽喷射泵流程：

E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312，在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵，与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309），冷凝下来的液相进入V-307，气相进入循环水冷凝器（E-310），冷凝液进入V-307，不凝气可到PSA装置（或放空）。

e）污水汽提

自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器，在此油水进一步分离。油相自流入油水分离罐（V-307），水相进入汽提塔预热器（E-307），与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热，再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部。在塔内与塔底上升蒸汽接触，进行传质传热，油与蒸汽的混合物从塔顶馏出。经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后，凝液进入油水分离罐（V-307），不凝气进入尾气盐冷器（E-306），使得汽提塔形成负压。

T-301热源：004 MPa蒸汽，当热量不足时，由06 MPa蒸汽补充。

T-301底部汽提水进入污水罐（V-310），由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A），加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后，再去E-304B加热乙苯物料，最后送至采暖水罐（V-318），然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐，作E-302发生004 MPa、032 MPa蒸汽水源。

T-301塔为负压塔，压力由PIC-329控制，塔内为二段250Y填料。

此系统于2008年4月检修时，为不影响生产，增加了停汽提塔时的流程。具体流程如下（流程图附后）：

V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）。

P-303泵向F-303对流段供水，经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后，进入V-310罐由P-303泵向F-303供水。水不够时可由工业水或动力回用污水补水。

P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水。汽提塔及聚结器系统保留原流程。

f）阻聚剂配制

DNBP配制系统：

自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304），DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶），配制成约质量分数10 %浓度的溶液，经搅拌釜搅拌30分钟后，自流入计量罐（V-304A）中，由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷，调整相应加入量），送至脱氢炉油中间罐（V-309）中，加入浓度为300~1000mg/kg。

TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314），TBC粉末从配制釜上部加入5kg，配制成质量分数约04 %浓度溶液，经搅拌釜搅拌15分钟后，自流入计量罐（V-314A）中，由隔膜计量泵（根据生产负荷，调整相应加入量）送至E-406气相线，随冷凝液同时进入苯乙烯成品中，控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg。

缓蚀剂配制：

将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液。用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中。

g）氮气循环系统

动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统，即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306），最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机。N2压力提高至150~170kPa左右，至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301，形成N2循环。

N2循环系统用于脱氢装置开、停车时，反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温。

1132　精馏系统

a）T-401塔

脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量，经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中，由壳程再沸器（E-405）03 MPa凝水预热后，于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）。轻组份苯、甲苯、乙苯混合物，自塔顶馏出，经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝。大部分组份被冷凝下来，进入回流罐（V-401），未冷凝的气相芳烃组份，继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝，冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统。

V-401中的液相组份，由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流，另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯。T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油，由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402），继续分离。

T-401塔为负压塔，加热热源为03 MPa蒸汽。

b）T-402塔

T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入。塔顶组份为苯乙烯，纯度可达质量分数998 %以上。气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝，冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵，与T-401塔共用一台真空泵。

来自TBC计量泵的TBC溶液，打入E-406入口气相线，进入塔内，（也可直接进入苯乙烯成品罐中）。V-403中的苯乙烯，由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流，另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却，入苯乙烯中间罐（V-405A/B）。塔加热热源为03 MPa蒸汽。

塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。蒸出釜由06 MPa蒸汽加热，蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后，凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售。VF-401A/B为真空操作，由精馏真空泵形成。

c）T-403塔

T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份，在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热，进入T-403塔底部第一段填料的上部，进行精馏。

塔顶蒸出的苯、甲苯，经循环水冷凝器（E-412）冷凝，凝液进入回流罐（V-406）。一部分由P-405打至塔顶作回流，另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）。V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区。

塔釜乙苯先进入E-411加热进料，自身温度下降，又经水冷器（E-425）冷却后，去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）。此部分乙苯称为循环乙苯。

T-403塔为常压塔，加热热源为06 MPa蒸汽。

d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程

1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后，通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水，换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内。

来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后，通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内。

进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出01 Mpa蒸汽，可并入车间01 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。

2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后，通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内。

来自E-303乙苯发生器06 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内。

进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出01 Mpa蒸汽，可并入车间01 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。

3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内。

⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水。

⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水，另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后，经P-307泵可向急冷、喷淋供水。

⑶在满足上述情况用水后，其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐。

⑷当V-415回收罐内液位不足时，可通过打开工业水补水阀门方式补水，以满足用水需求。

e）精馏真空泵流程

真空泵工作液为乙苯，系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器。乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵，与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合，气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中，液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中，气相从放空管线排出。

1133　中间罐区

中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台，炉油泵2台，苯乙烯送出泵2台。其中，乙苯罐4台，位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台，位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台，位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）。乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B。

苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时，改造为内浮顶罐。

乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料，由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后，送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油，经脱水后，由炉油泵（P-505）送至精馏工序。

乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内。

1134　PSA系统

苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口，压力为0027 MPa，此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵，出口压力为常压，经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B，一开一备），加压到0027 MPa，再经冷却器（E-101）冷却至常温后，两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水，再进入压缩机（C-102A、B，一开一备）加压到15 MPa。经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水，再进入冷干机（D-101A、B，一开一备）降温，粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等，脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106），经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后，进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统。PSA制氢系统采用6塔操作，2塔同时进料，3次均压，抽空降压解吸的工艺流程。原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器，吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等，弱吸附的氢气等组份未被吸附，在吸附压力下从吸附器顶部流出，得到产品氢气，经流量计（FIQ-102）计量后送往界外。大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上，通过减压，使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附，得到解吸气，同时使吸附剂得到再生。

从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤。逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101，程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104），再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105），然后送出界外到工厂火炬管网。

一般情况下家用增压水泵上小罐子的气放了一点是没有问题的。

家用增压水泵上小罐子的作用为：水泵压力罐用于闭式水循环系统中，起到了平衡水量及压力的作用，避免安全阀频繁开启和自动补水阀频繁补水。高层供水水泵压力罐成套设备一般由主动阻隔阀(选购件)、水源罐(或承压水池)。

水泵机组、气压罐、变频操控柜(含操控外表)组成。各局部阐明如下：主动阻隔阀或节省设备(选购件)：用于阻隔市政水源，可任意设定举措压力，当市政水源压力低于该值时，阻隔设备举措，切换到水源罐或承压水池供水。

扩展资料：

水泵压力罐使用介绍如下：

无塔供水设备给水运转时罐内悉数容积充满了水，因为无压缩空气贮能，对各种冲击的缓冲效果和对市政水源的动态抵偿效果不如缓冲罐。但当市政水源压力太低，水源罐出水(供水)大于进水量时，罐内贮水容积可悉数用来抵偿市政水源的缺乏。

水源罐供给抵偿水量时刻，靠真空按捺器使空气主动进入罐体，可防止对高低管网形成负压抽吸效果(即所谓无负压无吸程)。水源罐只能串接在进水管路中运用。

凤凰网-装个增压泵和前置过滤器

-无塔供水压力罐