自动化工程设计报告57886.docx

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1、华东理工大学 自动化工程设计报告自动化工程设计计报告 学院 信息息科学与工程程学院 系别 自 动动 化 专业 自 动动 化 班级 姓名 学 号号 导师 日 期： 22013年112月9日 至 20113年12月月20日一、设计依据1.1概况本次的设计是上上海金山石化化的吸收装置置，这部分为为吸收，主要产产品是石脑油油，在临氢条条件下，加氢氢精制是在一一定的温度、压压力、空速、氢氢油比,及在加氢催催化剂的作用用下去除原料料油中的硫化化物、氧化物物、氮化物、不不饱和烯烃和和金属,以制得安定定性好,燃烧性能好好得优质燃料料油，或为下下游装置提供供优质进料。上海石化吸收装装置设计规模模为390万吨/年

2、，采用中中国石化工程程建设公司开开发的固定床床渣油加氢技技术，催化剂剂采用中国石石油化工科学学研究院（RRIPP）的的RHT系列渣渣油加氢催化化剂，总催化化剂空速为00.20h-1,反应器器入口氢分压压为15.00MPa, 催化剂床层层平均温度初初期为3788，末期为为405，氢氢油比为7550Nm3/m3 。1.2 加氢裂裂化装置简介介加氢裂化装置是是一个集催化化反应技术、炼炼油技术和高高压技术于一一体的工艺装装置。其工艺艺流程的选择择和催化剂性性能、原料油油性质、产品品品种、产品品质量、装置置规模、设备备供应条件及及装置生产灵灵活性等因素素有关。加氢装置按加工工目的可分为为：加氢精制制、加

3、氢裂化化、渣油加氢氢处理等类型型。加氢裂化按操作作压力可分为为：高压加氢氢裂化和中压压加氢裂化，高高压加氢裂化化分离器的操操作压力一般般为16MPPa左右，中中压加氢裂化化分离器的操操作压力一般般为9OMMPa左右。加氢裂化按工艺艺流程可分为为：一段加氢氢裂化流程、二二段加氢裂化化流程、串联联加氢裂化流流程。一段加氢裂化流流程是指只有有一个加氢反反应器，原料料的加氢精制制和加氢裂化化在一个反应应器内进行。该该流程的特点点是：工艺流流程简单，但但对原料的适适应性及产品品的分布有一一定限制。二段加氢裂化流流程是指有两两个加氢反应应器，第一个个加氢反应器器装加氢精制制催化剂，第第二个加氢反反应器装加

4、氢氢裂化催化剂剂，两段加氢氢形成两个独独立的加氢体体系，该流程程的特点是：对原料的适适应性强，操操作灵活性较较大，产品分分布可调节性性较大，但是是，该工艺的的流程复杂，投投资及操作费费用较高。串联加氢裂化流流程也是分为为加氢精制和和加氢裂化两两个反应器，但但两个反应器器串联连接，为为一套加氢系系统。串联加加氢裂化流程程既具有二段段加氢裂化流流程比较灵活活的特点，又又具有一段加加氢裂化流程程比较简单的的特点，该流流程具有明显显优势，如今今新建的加氢氢裂化装置多多为此种流程程。1.3反应器主主要技术参数数表1 加氢氢反应器主要要技术参数设计压力5.750.1MPa设计温度3751777最高工作压力

5、4.88MPaa最高工作温度343容器类别三类容器容积78.2立方米米腐蚀裕量0水压试验立式7.47卧式7.555MPa盛装介质石脑油、油气、氢氢气、硫化氢氢主体材质15CrMoRR1.4原料指标标表2 汽油油加氢装置原原料指标原 料产 品项 目厂控质量指标焦化汽油含水(%)0.2汽油石脑油（Q/SY 26-2002）原料干点()185汽油裂解原料料油（HG/FSH 005-20001）原料干点()2001.5 石脑油油的特征石脑油是一种轻轻质油品，由由原油蒸馏或石石油二次加工工切取相应馏馏分而得。其其沸点范围依依需要而定，通通常为较宽的的馏程，如300-220。石脑油是是管式炉裂解解制取乙烯

6、，丙烯，催化重整制取取苯，甲苯，二甲苯苯的重要原料料。作为裂解解原料，要求求石脑油组成成中烷烃和环烷烃的含量量不低于700%（体积）；作为催化重重整原料用于于生产高辛烷烷值汽油组分时，进进料为宽馏分分，沸点范围一般般为80-1180，用用于生产芳烃烃时，进料为为窄馏分，沸沸点范围为660-1655。国外常常用的轻质直直馏石脑油沸沸程为0-1100，重重质直馏石脑脑油沸程为1100-2000；催化化裂化石脑油油有1055，1055-160及 1600-200的轻、中、重重质三种。实际关联：由于于石脑油市场场价格远低于于车用无铅汽汽油（吨价差差达600-1200元元），使用石石脑油和石化化助剂调配

7、车车用无铅汽油油已成为民营营石化企业增增加成品油利润的的重要方式。我我国原油较重重，石脑油供供应非常紧张张，乙烯装置置、重整装置置、石脑油制制氢装置争原原料。二、设计指导思思想和设计原原则2.1项目建造造意义加氢反应装置是是有机化学实实验室和实际际生产过程中中一件非常重重要的设备，不不仅可以用作作加氢反应的的容器，而且且也可用于液液体和气体需需要充分混合合的场合。在在化学制药方方面有着广泛泛的用途，可可作为产品开开发、有机化化学制品和医医药品研究的的基础设备，还还可用于定量量分析工业过过程中催化剂剂的活性。常用的加氢反应应装置主要分分为两类：一一类用于高沸沸点液体或固固体（固体需需先溶于溶剂剂

8、或加热熔融融）原料的液液相加氢过程程，如油脂加加氢、重质油油品的加氢裂裂解等。液相相加氢常在加加压下进行，过过程可以是间间歇式的，也也可以是连续续的。间歇液液相加氢常采采用具有搅拌拌装置的压力力釜或鼓泡反反应器。连续续液相加氢可可采用涓流床床反应器或气气、液、固三三相同向连续续流动的管式式反应器。另另一类反应器器用于气相连连续加氢过程程，如苯常压压气相加氢制制环己烷、一一氧化碳高压压气相加氢合合成甲醇等，反反应器的类型型可以是列管管式或塔式。加氢过程在石油油炼制工业中中，除用于加加氢裂化外,还广泛用于于加氢精制,以脱除油品品中存在的含含氧、硫、氮氮等杂质，并并使烯烃全部部饱和、芳烃烃部分饱和，

9、以以提高油品的的质量。在煤煤化工中用于于煤加氢液化化制取液体燃燃料。在有机机化工中则用用于制备各种种有机产品，例例如一氧化碳碳加氢合成甲甲醇、苯加氢氢制环己烷、苯苯酚加氢制环环己醇、醛加加氢制醇、萘萘加氢制四氢氢萘和十氢萘萘（用作溶剂剂）、硝基苯苯加氢还原制制苯胺等。此此外，加氢过过程还作为化化学工业的一一种精制手段段，用于除去去有机原料或或产品中所含含少量有害而而不易分离的的杂质，例如如乙烯精制时时使其中杂质质乙炔加氢而而成乙烯；丙丙烯精制时使使其中杂质丙丙炔和丙二烯烯加氢而成丙丙烯；以及利利用一氧化碳碳加氢转化为为甲烷的反应应，以除去氢氢气中少量的的一氧化碳等等。该项目前景可观观，优势明显

10、显，符合国家家产业政策发发展的方向，有有良好的经济济效益和社会会效益，产品品起点高，技技术设备先进进，为国内行行业先进水平平。该项目的的上马及投产产一定能有力力地推动我国国加氢脱氧纯纯化装臵项目目相关产品的的供应能力，推推动行业进一一步发展，提提升行业产品品质量和市场场竞争力。项项目可以提供供9个新增就就业岗位，可可以有效缓解解地区就业压压力，同时，项项目建成后可可以实现大幅幅度的盈利，也也能够积极促促进项目属地地经济的增长长。 综合而言，本项项目对地区经经济及下游行行业发展都具具有明显的积积极作用，社社会效益明显显。2.2经济效益益 加氢裂裂化在炼油中中是能耗较大大的装置，尤尤其是随着炼炼油

11、厂加工原原油的劣质化化，原料蜡油油密度变重，硫硫氮含量增加加，使得反应应温度越来越越高，循环氢氢量增加，燃燃料气中压蒸蒸汽的消耗也也随之增大。对对加氢裂化装装置能源消耗耗情况进行深深入分析，找找出节约能源源消耗的措施施，合理利用用加氢裂化产产品，装置将将发挥更好的的经济效益，同同时对加氢裂裂化技术的发发展也具有促促进意义。 加氢裂化装装置经济效益益主要表现为为对电、蒸汽汽燃料、氢气气的节约、热热量交换、操操作优化。产产品综合利用用加氢裂化装装置节能的重重点。加氢裂裂化装置是生生产优质产品品的重要石油油炼制工艺，其其进料范围很很宽，操作模模式多，氮该该工艺需要消消耗大量的氢氢气，加氢裂裂化装置根

12、据据不同原料及及转化深度，以以及产品方案案不同，氢耗耗量为3200380NNm3 。新氢化化进料。据经经济核算可知知，氢气成本本约占装置生生产总成本的的8%，仅次次于原料蜡油油。故欲提高高加氢裂化的的效益，关键键之一是降低低氢气成本。对对氢耗进行分分析，有助于于更好的降低低成本，同时时利于石化装装置优化配置置，特别是对对制氢装置开开车负荷优化化。提高经济济效益具有重重要意义。2.3.设计规规则 在接到一一个工程项目目后，对其进进行自控工程程设计时应该该按照以下方方法来完成（1）熟悉工艺艺流程（2）确定自控控方案，完成成工艺控制流流程图（PCCD）（3）仪表选型型，编制有关关仪表选型的的设计文件

13、（4）控制室设设计（5）调节阀和和孔板节流计计算（6）仪表供电电供气系统设设计（7）根据现场场条件，完成成现场与控制制室之间联系系的相关设计计文件（8）根据自动动化专业控制制相关的其他他设备材料选选用情况，完完成有关的设设计文件（9）设计工作作基本完成之之后，编写设设计文件目录录等文件 上述设计方方法及顺序，仅仅仅是原则性性的，在实际际工程设计中中，还应该按按照实际需要要进行。2.4建厂地地的可行性描描述 建厂地选择即新新建项目具体体位置的选择择。是工业布布局的最终环环节和工业基基本建设的前前期工作，也也是工业项目目可行性研究究的组成部分分。它根据工工业地区布局局和新建项目目设计任务书书的各项

14、要求求，由规划与与设计部门共共同承担，在在实地踏勘及及区域性技术术经济调查的的基础上，对对各地建设条条件分析评价价，并选择若若干个能基本本满足建厂要要求的厂址方方案作定性与与定量相结合合的技术经济济综合论证，从从而确定最优优的建设地点点和具体厂址址。建厂地选择通常常分为两个阶阶段：确定选址范围围和建厂地点点。侧重考虑虑厂址的外部部区域经济技技术条件，包包括：距离原原材料、燃料料动力基地和和消费地的远远近；与各地地联系的交通通运输条件；当地的厂际际生产协作条条件；供水、排排水及电源的的保证程度；原有城镇基基础和职工生生活条件；有有否可供工业业进一步发展展、工业成组组布局和城镇镇发展的场地地；是否

15、与城城镇规划及区区域规划相协协调；土地使使用费用、建建筑材料来源源及施工力量量等。确定厂址最后后具体位置。主主要考虑项目目设计任务书书和厂区总平平面布置的有有关要求及投投资约束条件件。包括：厂厂址场地条件件，如建设用用地的面积与与外形、地势势坡度、工程程地质与水文文地质状况、地地震裂度、灾灾害性威胁（如如洪水、泥石石流等），土土地征用的数数量、质量及及处理难度，厂厂址下有无矿矿藏等；距水水源地的远近近和给排水的的扬程；修建建铁路专用线线与厂外公路路等交通设施施的工程量与与投资；供电电、供热设施施的工程量及及投资；距已已有城镇生活活区与公共服服务设施的远远近；“三废废”排放对城城镇和周围环环境的

16、影响及及环保费用等等。厂址一经经选定，不仅仅对所在地区区的经济发展展、城镇建设设和环境质量量产生重要影影响，而且直直接关系到新新建项目的基基本建设投资资和建厂速度度，并长期影影响企业的经经营、管理等等经济效果。加氢装置所在的的金山石化炼炼油厂位于上上海市金山区区。金山区地地处上海市西西南，杭州湾湾北岸，处在在沪、杭、甬甬及舟山群岛岛经济区域中中心和长三角角都市圈枢纽纽地带。西连连浙江省平湖湖市、嘉善县县，东邻上海海市奉贤区，北北接松江区和和青浦区。全全区陆地总面面积586平平方公里，辖辖9个镇、11个街道以及及具有行政管管理职能的金金山工业区，现现有人口555万。金山区境内有沪沪杭高速、同同三

17、高速、莘莘奉金高速等等高速公路网网络。沪杭铁铁路金山支线线直达金山城城区。南部沿沿海申甬车客客渡码头开辟辟了舟山、宁宁波等地海运运航线。黄浦浦江支流贯穿穿全区各镇，成成为内河运输输主动脉。金金山已形成“三纵两横”五条高速公公路和“六纵六横”区域干线公公路网架。杭杭州湾跨海大大桥建成后，金金山将成为浙浙江快速进入入上海的桥头头堡。嘉金高高速建成通车车后，金山北北出上海的时时间将大大缩缩短。金山区区境内有233.3公里的的海岸线，其其中可综合开开发的公共岸岸线12.55公里。金山石化交通便便捷，沪杭铁铁路、金山区区铁路支线和和亭卫公路、新新卫公路横贯贯南北，3220国道穿越越东西。上海海金山区车客

18、客渡码头的建建立，开辟了了上海至宁波波等地的海上上蓝色通道（已已经停运，估估计改为金山山三岛旅游码码头）。随着着上海市高速速公路建设步步伐的加快，至至2005年年，金山区境境内形成“两横三纵”高速公路网网架（“两横”指莘奉金高高速公路和亭亭枫高速公路路，“三纵”指沪杭高速速公路、同三三国道和嘉金金高速公路），金金山区的交通通条件产生质质的飞跃。所以，金山石化化交通发达，运运输方便，原原材料供应充充足，劳动力力充足。上海金山石化是是中国石油化化工股份有限限公司的控股股子公司，位位于上海市金金山区，是中中国最大的炼炼油化工一体体化综合性石石油化工企业业之一，也是是目前中国最最大的乙烯和和腈纶生产商

19、商，同时还是是中国重要的的成品油、中中间石化产品品，有雄厚的的实力以及良良好的信誉，其其资金筹措非非常容易。金金山石化有完完善的培训体体系以及研发发中心，有强强大的技术人人员队伍，拥拥有健全的科科技开发、知知识产权管理理组织体系和和雄厚的科技技开发实力。公公司科技开发发部主管公司司科技开发与与推广应用、知知识产权、技技术许可、对对外技术交流流与合作、新新产品开发、三三剂、标准化化、质量、计计量管理等。它它在技术基础础以及技术支支持方面的实实力毋庸置疑疑。2.5 整体自自动化控制水水平本次工艺设计用用到的自控仪仪表有：用于于调节及监测测压力的压力力变送器、压压力调节器/阀，用于调调节、记录流流量

20、的气-电电转换器、流流量记录仪、流流量调节器/阀、用于记记录、调节温温度的电子电电位差计、温温度调节器。三、生产方法和和工艺流程3.1 设计工工艺流程叙述述加氢裂化指在加加氢反应过程程中，原料油油的分子有 10% 以以上变小的那那些加氢技术术。烷烃（烯烯烃）在加氢氢裂化过程中中主要进行裂裂化、异构化化和少量环化化的反应。烷烷烃在高压下下加氢反应而而生成低分子子烷烃，包括括原料分子某某一处CC键的断裂裂，以及生成成不饱和分子子碎片的加氢氢。烯烃加氢氢裂化反应生生成相应的烷烷烃，或进一一步发生环化化、裂化、异异构化等反应应。气脱硫脱硝工艺艺NO+O33 NO2+O22 NNO2+O33 N2O55

21、 + O22N2O5+H2O 2HNOO3 HNNO3 + NaOH NaNOO3 + HH2OSO22+NaOHH Na2SOO3 + HH2O双脱原原理1、干气气和液化气脱脱硫化氢原理理R2RN H22S R2RNH+HHS（快速反应应）R2RNCO22H2O R2RNH+HHCO3（慢速反应应）2、液化化气脱硫醇原原理RSH + NaOOHRSNa + H2OO H22S + 22NaOHNa2S + 2H22O 2Naa2S + H2O+22O2Na2S22 O3+22NaOH RSNaa+ H2OO+1/2OO2 RSSRR+2NaOOH 脱硫硫醇总反应式式4RSHO2催化化剂2RS

22、SRR2H2OO3.2反应系统统自装置外来的原原料油进入原原料缓冲罐（DD-31011），由原料料油泵（P-3101）送送至原料油/柴油换热器器（E-32212）、原原料油/尾油油换热器（EE-31000）加热后，再再经过自动反反冲洗过滤器器（SR-33101）过过滤，进入滤滤后原料油缓缓冲罐（D-3102）。滤滤后原料油经经反应进料泵泵（P-31102）升压压后与氢气混混合，在混氢氢油/反应产产物换热器（EE-31011）与反应产产物换热后，通通过反应进料料加热炉（FF-31011）加热到反反应所需温度度（344），先后进进入加氢精制制反应器（RR-31011）和加氢裂裂化反应器（RR-31

23、022），混氢油油在反应器中中催化剂的作作用下，进行行加氢精制和和加氢裂化反反应，在催化化剂床层间设设有控制反应应温度的急冷冷氢（循环氢氢供给）。反反应产物经混混氢油/反应应产物换热器器（E-31101）换热热后进入热高高压分离器（DD-31033），热高分分油经液力透透平（HT-3101）减减压回收能量量后，进入热热低压分离器器（D-31104）。热热高分气经过过氢气/热高高分气换热器器（E-31102）与氢氢气换热、热热高分气空冷冷器（A-33101）冷冷却，进入冷冷高压分离器器（D-31105）进行行气、油、水水三相分离。为为防止低温下下铵盐结晶堵堵塞高压空冷冷器，用高压压注水泵（PP-

24、31033）将注水罐罐（D-31108）中除除盐水分两路路分别注入氢氢气/热高分分气换热器（EE-31022）前和高压压空冷器（AA-31011）前作反应应注水。3.3反应器部部分1）新鲜进料流流程从油罐来的新鲜鲜进料经过滤滤器K1011除去固体和和沉降脱水后后，进入缓冲冲罐D1011，再由P101A、BB送到换热器器E104和和E104AA、B，同反反应器流出物物换热，然后后，与热循环环氢混合一起起进入R1001. 2）当进料及循循环氢通过精精制催化剂时时，脱硫、脱脱氧、脱氮和和烯烃炮和反反应开始发生生，并在反应应器底部订层层完成，这些些是放热反应应，反应物温温度升高。通通过控制反应应器入口

25、温度度及调节急冷冷氢量，使温温度上升受到到抑制，以延延长催化剂的的寿命，同时时防止发生飞飞温。在R1101反应产产物流出线上上，要设置一一个采样阀，以以测定氮的转转化。在生产产期间，要控控制流出油的的总氮含量在在50ppmm（wt.）内内，就要调节节R101的的平均床层温温度。如果反反应器内的温温度超商，用用降低第二反反应炉F1002温度和加加大急冷氢仍仍不能控制裂裂化反应速度度，则器内温温度急升会严严重地使催化化剂结焦，甚甚至破坏设备备结构，使反反应器壁过热热。如果最大大的冷却反应应器仍不能控控制催化剂床床层温度，则则反应器和关关联设备必须须降压。当RR102A和和B中的任一一个反应器温温度

26、超过它的的正常值288时，应立立即启动7bbar/miin泄压系统统降压。要严严格控制R1102A、BB的温度，以以保证新鲜进进料100地转化成所所需要产品。在在操作中，新新鲜进料和循循环油比例要要保持不变。3)反应产物换换热器的流程程从Rl028出出来的反应产产物通过一组组换热器(E101E105)回收热量，最最后用空气冷冷器A1011冷却到499度后进入高高压分离器DDl02。空空冷器进口注注入冲洗水以以除氨和防止止氨盐沉积注入处将允允许大部分水水汽化。注水水泵Pll44B注水注入入西面四组空空冷，Plll4C注水注注入东面四组组空冷，Plll4A_互互为Pll44B、C备用用。4)气液分

27、离 经冷却的反应应产物进入DDl02，在在其中进行油油、水、气三三相分离。烃烃类产品通过过Dl02液液位控制调节节阀Ll033A、B进入入低压分离器器Dl03。为为了节能，正正常情况下，液液体全部经过过Ll03AA阀到能量回收透透平HTl001进Dl003。自D1102底排出出的水进入炼炼厂酸性水处处理系统。DD103得到到的物料大约约在1966MPa下操操作，其闪蒸蒸气送到酸性性气处理部分分，液相烃经经与柴油和尾尾油换热后送送分馏部分。生产过程中主要有以下反应：（1）脱硫反应应在加氢条件下，含含硫化合物转转化为相应的的烃和H2SS，从而脱除除硫。如脱硫硫醇，反应式式如下： RRSH H2 R

28、HH H22S 硫化物物 氢气气 烃 硫化氢（2） 脱氮反反应在加氢过程中，氮氮化物在氢气气作用下转化化为NH3和和相应的烃。加加氢脱氮反应应比脱硫反应应进行要困难难得多.为了了使脱氮比较较完全，往往往需要采用比比脱硫更苛刻刻的条件。如如：CH CHHCH CHH + 4H2 C4H110 + NH3 NH 吡咯咯 氢气气 丁丁烷 氨 （3） 脱氧反反应二次加工装置馏馏分油中含氧氧化合物含量量很少，主要要是环烷酸及及酚类。一般般含氧化合物物很容易进行行加氢而生成成水和烃。如如： OHH H C C C C HC CHH C C + H2 HC CHH + H22O C CH 苯酚酚 氢气气 苯

29、 水（4）烯烃饱和和反应烯烃的加氢速度度很快，常温温下即可进行行，二烯烃加加氢速度比单单烯烃快，如如：H3CCH22CH2CH=CHHCH3 + H2 H3CCH2CH2CH2CH2CH3（5）芳烃和稠稠环芳烃的加加氢反应 CH CCH2 HHC CH H2C CH2 HHC CH + 3H22 H2C CHH2 CH CCH2 苯 氢气 环已已烷（6）脱金属反反应 含砷、铅铅、铜等金属属的有机物在在加氢条件下下首先分解出出金属，然后后金属由于吸吸附或化学反反应滞留在催催化剂表面上上。（7）脱卤素反反应含氯等有机卤化化物在加氢条条件下几乎全全部分解，生生成无机态的的卤化物。3.4吸收设备备的选

30、择a.当气液反应应速度很快，可可优先选喷淋淋塔、填料塔塔等；b.若若反应速度极极快，热效应应大时，也可可以采用筛板板塔；c.如如果反应物浓浓度高，可选选用文丘里或或空塔；d.当气液传质质速度慢时，需需要提供大量量的液体，此此时 采采用鼓泡塔；或增大液气气比；e.在在吸收容易产产生固体时，宜宜选用内部构构件少、阻力力 小、压压降小的设备备，如泼水轮轮吸收室等；f.在达到到吸收要求的的前提下，尽尽可能选用结结构简单、 造价低低廉、容易操操作的设备。3.5吸收设备的运行管理a.选择和掌握握适当的空塔塔气速 填料料塔:1.552m/ss，板式塔、空空塔：2m/s以上，湍湍球塔：4mm/s左右。填填料塔

31、操作时时不能产生“液泛”；板式塔不不能产生“喷塔”；湍球塔不不能产生“短路”等。 空塔气气速越高，处处理能力越大大，但塔高也也必须越高，要要考虑气液接接触时间。 高的空塔气气速会造成严严重的雾沫夹夹带，这将给给除雾器增加加负担。示意意图如下： b。控制好液液气比液气比是指处理理1m3气体体所需吸收剂剂的体积（LL）。 液气比增增大，气液传传质速率增大大，从而增大大污染物的去去除率。在工工程中，允许许最小的液气气比（L/GG）min由由吸收塔的运运行特性决定定，可根据吸吸收塔的物料料衡算和操作作线方程计算算。 实际L/GG要比（L/G）minn大。可根据据以下原则考考虑： 文丘里或或喷淋塔，气气

32、-液接触面面积与L/GG成正比，因因此L/G与与污染物去除除率有直接的的正比关系，而而与废气的浓浓度无关。 cc.控制和调调整吸收液浓浓度（pH值值） d.注注意系统的防防垢和堵塞ee.其它 温度、压压力、密封、泄泄露等主反应C2H2+H22C2H4H=-17757 kJ/mol (11)副反应C2H4+H22C2H6H=-13381 kJ/mol (22)C2H2+2HH2C2H66钯/二氧化化钛催化剂在在C2馏份选选择加氢反应应中的催化作作用,发现二二氧化钛载体体在一定条件件下能被氢还还原并能与金金属强烈相互互作用,钯/二氧化钛催催化剂在2550下还原,乙乙烯选择性最最高,约达991%,其

33、催催化性能明显显优于钯/氧氧化铝催化剂剂。氢化物Mg2CCoH5用于于乙炔加氢反反应,乙烯的的选择性为1100%;而而氢化物Mgg3CoH55和Mg2FFeH6的乙乙烯选择性相相应为82%和85%;氢化物Mgg2NiH44则使乙炔加加氢为乙烷混混合相乙炔加氢反应器器操作条件:温度0440;压力1636 MPaa;催化剂001%(质量量分数)钯/氧化铝。混合相反应器出出口物流冷却却后进入分离离塔,塔釜富富含C3组份份液体引入高高压脱丙烷塔塔顶作为回流流液,分离塔塔顶气相物流流经蒸汽加热热后进入气相相加氢反应器器。任何乙炔炔选择加氢催催化剂都可用用在此种气相相加氢反应器中,目目前最普遍使使用的是钯

34、催催化剂,而且且其性能也较较好。气相加加氢反应器出出口物流通过过冷箱,用CC3冷却剂进进行冷却和部部分冷凝后,进入分离塔塔分离成一种种气相物流和和一种液相物物流。富含乙乙烯、甲烷和和氢气等轻组份的的气相从塔顶顶送往下游的的脱甲烷塔和和/或脱乙烷烷塔及其它进进一步分离各各组份的分离离设备。富含含丙烯和丙烷烷的液体从塔塔釜引出,用用泵输送,一一部分与分离离塔塔釜液合合并作为前脱脱丙烷塔顶回回流液,另一部分作为混合合相加氢反应应器进料。36裂解气气混合相选择择加氢工艺Cosyns等等23提提出裂解气混混合相选择加加氢工艺(图图5)。该工工艺将裂解气气干燥器出口口气相(裂解解气)和液相相(已加氢的的裂

35、解汽油)混合进入列列管式混合相相加氢反应器器(开车时液液相进料改用用甲苯),反反应器出口物物流冷却后送送入有10块块塔盘的蒸馏馏塔,塔顶气气相物流含有有氢气、甲烷烷、C2馏份份、C3馏份份和C4馏份份,送往下游游分离装置;塔釜液相物物流含有C55C9裂解解汽油和少量量C4,一部部分用泵循环环与气相裂解解气混合,其其余作为汽油油出售或送往往芳烃装置。裂解气混合相选选择加氢反应应条件:气相相空速25000h-1(标准状况);压力200MPa;温温度40;液相空速速10 h-1(标准状状况);催化化剂005%(质质量分数)钯钯/氧化铝。裂解气混合相选选择加氢反应应结果:C22馏份中乙炔炔摩尔分数51

36、0-6;裂解汽油中中顺丁烯二酸酸酐值3;辛烷值约998;双烯烃烃摩尔分数03%;烯烃烃摩尔分数约约10%。运运行2个月的的反应结果见见表1。工业上乙炔选择择加氢一般采采用绝热式固固定床反应器器,碳二原料料经过换热和和预热,反应应器入口温度度在251100,当温度较较高时有利于于副反应的发发生,特别是是乙炔直接加加氢生成乙烷烷伴随着大量量的反应热生生成,使物料料温度继续升升高,这样整整个反应过程程会进入恶性性循环,最后后催化剂床层层有可能会出出现飞温现象象。所以碳二二加氢反应对对催化剂的选选择性要求很高,另外实实际操作过程程中对工艺参参数的控制也也很重要,应应控制较低的的入口温度和和合适的氢气气

37、量主反应C2H2+H22-C2HH4(1)副反应C2H4+H22C2H66(2)C2H2+2HH2C2H66(3)剩余乙炔被加氢氢至小于 55ppm 以以下在初始反应稳定定后，反应器器入口条件为为温度 25334 压力 22.0MPaa物料流量 122000114000mm3/hr氢气流量 900140 m3/hrr乙炔浓度 1.21.55mol%利用这些数据对对反应器模拟拟计算，计算算结果如表 7.2从表中模拟计算算结果看，反反应出口温度度和乙炔浓度度计算结果和和实际相差不不大。由于工工业操作参数数的变化，有有时反应器出出口温度和乙乙炔浓度的相相应变化会有有一些滞后，所所以有个别数数据偏差较

38、大大。一般来说说在稳定操作作条件下，模模拟结果能很很好地和实际际运行结果吻吻合。由于初期催化剂剂活性和选择择性好，与小小试得出动力力学方程的条条件相似。在在这种条件下下利用动力学学方程模拟计计算结果与实实际相差较小小。但是当催催化剂运行一一段时间后，由由于副反应的的增加，加上上反应生成的的低聚物覆盖盖在催化剂表表面，此时的的反应过程与与小试条件相相差大，在这这种条件下模模拟计算结果果误差较大。为了保证 C22加氢等温反反应器及绝热热反应器的反反应效果, 要求 C22加氢的进料流量量与氢气的流流量按着一定定的比值进行行调节, 氢氢气量随着进进料量的变化化而变化。氢氢气 /进料料流量比值要要根据氢

39、气 /乙炔比计计算得出, 首先根据进进料中炔烃的的摩尔含量( 由在线分分析仪测量) 计算出加加氢所需的氢氢气的摩尔量量, 再换算算成重量, 进而得出氢氢气 / 进进料流量比值值。因此, 氢气 / 乙炔进料流流量比值控制制又可称为氢氢气 /乙炔炔进料流量变变比值控制。氢炔比控制，要要求根据乙炔炔动恋数泣，及及时调节各床床氢加入量，蔚蔚足规定的氢氢炔比条件，保保证各床转化化率和产品中中乙炔合格。四、仪表自控设设计方案 4.1罐体体控制罐体控制工作原原理是: 原料在煅煅烧时由于某某种原因出现现偏差e 时, 控制器便便按设置的控控制温度对偏偏差进行运算算, 然后再输输出一个控制制量v u到执行行机构以

40、减少偏差, 直到到满足控制要要求为止, 此时控制器器输出u便维持在一一定的值上不不再改变。整整个系统采用用闭环控制, 能有效的的消除给定值值与被控参数数的偏差, 以及与煅 （7）罐罐体单回路控控制烧温度和时间的的跟踪。模块块输出4 20mA 信号, 控制执行行机构动作, 改变煤气气流量, 达到控制制温度的目的的,同时, 为保证燃燃烧的经济性性, 煤气与空空气必须按一一定比例混合, 本系统采采用比值与反反馈控制系统统, 通过控制制煤气空气的的流量, 使温度保保持在一定范范围内。4.2加氢裂化化加热炉的串串级控制（8）加氢裂化化工艺流程简简图 加热炉的主主要作用是把把待加热的物物料加热到规规定的温

41、度后后送出，因此此要求自动控控制系统能快快速、准确地地克服扰动对对加热炉物料料出口温度的的影响。对自自动控制系统统的要求主要要体现在快速速性和准确性性两个方面。而而影响加热炉炉出口物料温温度的因素有有以下几个方方面：燃料的的流量（压力力）、燃料的的质量、物料料的流量，即即负荷、物料料的温度、环环境的温度以以及加热炉的的结构。主要任务是把原原制油或重油加加热到一定温温度，以保证证下一道工序序（分馏或裂裂解）的顺利利进行。加热热炉的工艺流流程图如图22.1所示。燃燃料油经过蒸蒸汽雾化后在在炉膛中燃烧烧，被加热油油料流过炉膛膛四周的排管管中，就被加加热到出口温温度1。在燃料料油管道上装装设一个调节节

42、阀，用它来来控制燃油量量以达到调节节温度1的目的。4.3 （1）主主、副操纵变变量的选择 主主操纵变量：应选择具有有较快动态响响应的操纵变变量 副副操纵变量：应选择较好好静态性能的的操纵变量主、副控制器的的选择 双重控制系系统的主、副副控制器均起起定值控制作作用，为了消消除余差，主主、副调节器器均应选择PPI控制的控控制器，通常常不加微分控控制作用，当当被控对象的的时间常数较较大时，为加加速主对象的的响应，可适适当加入微分分。对于副控控制，由于起起缓慢调节作作用，因此，也也可以选用纯纯积分的控制制器。（2）主、副控控制器正、反反作用的选择择 先确定控控制阀的气开开、气关形式式，然后根据据动态响

43、应被被控对象的特特性确定主控控制器的正、反反作用形式，最最后根据慢响响应被控对象象的特性确定定副控制器的的正、反作用用方式。（3）双重控制制系统的投运运和参数整定定 与简简单控制系统统投运相同。在在手、自动切切换时，应该该无扰动切换换；投运方式式是先主后副副，即先使快快响应对象切切入自动，然然后再切入慢慢响应控制回回路。 主控控制器参数整整定要求：具具有快的动态态响应。 副控控制器参数整整定以缓慢变变化、不造成成对系统的扰扰动为目标，可可采用宽比例例度和大积分分时间、甚至至可采用纯积积分作用。五、仪表计算和和选型5.1 检测仪仪表（元件）选选型1)工艺过程的的条件工艺过程的温度度、压力、流流量

44、、粘度、腐腐蚀性、毒性性、脉动等因因素是决定仪仪表选型的主主要条件，它它关系到仪表表选用的合理理性、仪表的的使用寿命及及车间的防火火、防爆、保保安等问题。2)操作上的重重要性各检测点的参数数在操作上的的重要性是仪仪表的指示、记记录、积算、报报警、控制、遥遥控等功能选选定依据。一一般来说，对对工艺过程影影响不大，但但需经常监视视的变量，可可选指示型；对需要经常常了解变化趋趋势的重要变变量，应选记记录式；而一一些对工艺过过程影响较大大的，又需随随时监控的变变量，应设控控制；对关系系到物料衡算算和动力消耗耗而要求计量量或经济核算算的变量，宜宜设积算；一一些可能影响响生产或安全全的变量，宜宜设报警。3)经济性和统统一性仪表的选型也决决定于投资的的规模，应在在满足工艺和和自控的要求求前提下，进进行必要的经经济核算，取取得适宜的性性能价格比比。为便于仪仪表的维修和和管理，在选选型时也要注注意到仪表的的统一性。尽尽量选用同一一系