年產(chǎn)異丙苯10萬噸項目初步說明書

1、目錄 1 總論.1 1.1 項目綜述.1 1.2 設計依據(jù).1 1.3 設計思想及原則.1 1.4 工藝特點.2 1.5 產(chǎn)品及原料方案.2 1.6 輔助設計軟件的應用.2 2 廠址選擇.3 2.1 選擇原則.3 2.2 廠址選定.3 2.3 地理位置.4 2.4 原料和市場.4 2.5 自然狀況.4 3 工藝流程設計及優(yōu)化.6 3.1 設計目標.6 3.1.1 概述.6 3.1.2 生產(chǎn)規(guī)模.6 3.2 合成異丙苯基本工藝流程.6 3.3 二異丙苯的優(yōu)化.7 3.3.1 優(yōu)化流程.7 3.3.2 優(yōu)化流程分析.8 3.4 泡點反應器合成異丙苯.11 3.4.1 優(yōu)化流程.11 3.4.2 分

2、離過程節(jié)能降耗分析.12 3.4.3 同時采用泡點反應器和新增二異丙苯塔新增側線采出.13 3.5 催化精餾合成異丙苯.14 3.5.1 催化精餾合成異丙苯的操作特性.14 3.5.2 固定床催化精餾塔合成異丙苯工藝流程.15 3.6 烷基化和烷基轉移反應同時進行的固定床催化精餾.16 3.6.1 優(yōu)化流程.16 3.6.2 優(yōu)化固定床催化精餾塔的操作特點.17 3.6.3 不同苯烯比時對優(yōu)化固定床催化精餾塔的操作特點.18 3.7 小結.18 4 主設備選型設計及 aspen plus7.1 模擬.19 4.1 主設備設計原則.19 4.2 用 aspen plus7.1 對主設備的初步模擬

3、.20 4.3 用 aspen plus7.1 對分離精餾塔進行了第一次模擬優(yōu)化.29 4.4 用 aspen plus7.1 對分離精餾塔進行了第二次模擬優(yōu)化.33 5 換熱網(wǎng)絡優(yōu)化.38 5.1 概述.38 5.2 夾點的確定.38 6 自動控制及儀表.40 6.1 設計依據(jù).40 6.2 自動控制方案概述.40 6.3 主要現(xiàn)場儀表選型原則.42 7 供電與通信.45 7.1 設計說明.45 7.1.1 設計范圍.45 7.1.2 設計標準、規(guī)范.45 7.2 供電電源.46 7.3 變電所和配電間.46 7.4 照明系統(tǒng).47 7.5 接地防雷系統(tǒng).48 7.6 電信工程.51 8 供

4、熱供暖.52 8.1 概述.52 8.2 標準與規(guī)范.52 8.3 供熱方案.53 8.4 鍋爐給水系統(tǒng).55 8.5 供熱系統(tǒng)配套設施.56 9 環(huán)境保護.57 9.1 設計依據(jù).57 9.2 環(huán)保治理措施.58 9.2.1 廢氣.58 9.2.2 廢水.58 9.2.3 廢渣.58 9.2.4 噪聲.58 9.3 場內(nèi)綠化.59 9.3.1 廠區(qū)綠化的作用.59 9.3.2 場內(nèi)綠化選擇原則.60 10 土建.62 10.1 設計編制依據(jù).62 10.2 建筑、結構設計原則.63 10.3 建筑、結構設計方案.63 10.4 防火、防水防腐、防噪、防塵及建筑物內(nèi)外裝修等.64 11 給水排

5、水.66 11.1 編制依據(jù).66 11.2 設計范圍.66 11.3 給水工程.67 11.4 排水工程.68 11.4.1 污水處理工程.68 11.4.2 雨水工程設計.69 12 總圖運輸.72 12.1 設計依據(jù).72 12.2 設計范圍.72 12.3 總平面布置.73 12.3.1 廠區(qū)總體布局概述.73 12.3.2 廠區(qū)各處面積指標.73 12.3.3 廠前區(qū).75 12.3.4 儲運區(qū).75 12.3.5 生產(chǎn)區(qū).76 12.3.6 輔助生產(chǎn)區(qū).76 12.3.7 廠區(qū)出入口的布置.77 12.3.8 圍墻的設置.77 12.4 廠內(nèi)運輸設計.77 12.4.1 廠內(nèi)運輸設

6、計要求.77 12.4.2 本廠運輸設計.78 參考文獻.79 1 總論 1.1 項目綜述 丙烯是源自石油、煤、天然氣的重要基礎有機化工原料，全球丙烯的產(chǎn)能已超1億 噸/年，隨著我國今后幾年中丙烯產(chǎn)能的快速增長，加快除聚丙烯以外的丙烯化工的綜 合發(fā)展已成為我國烯烴化工可持續(xù)發(fā)展成為重要課題。本項目的目標是為一石油化工 綜合企業(yè)設計一座異丙苯的分廠，采用丙烯和石油苯作為原料經(jīng)濟價值更高的異丙苯， 同時產(chǎn)生副產(chǎn)物二異丙苯、重芳烴。除考慮到主產(chǎn)物異丙苯的經(jīng)濟效益外，還考慮到 副產(chǎn)物的出路問題。同時需要考慮盡可能減少對自然環(huán)境的污染以及對污染的治理措 施。 1.2 設計依據(jù) 1) 國家經(jīng)濟、建筑、環(huán)保

7、相關政策，黑龍江省、大慶市化工工程建設相關建設規(guī) 劃; 2) 化工工程設計相關規(guī)定; 3) 化工工廠初步設計文件內(nèi)容深度規(guī)定 （2001 年 06 月 01 日國家石油和化工 工業(yè)局發(fā)布）及有關專業(yè)的國家標準 4) 2013 年第七屆“三井杯”化工設計大賽參賽指導書; 5) 項目可行性報告。1 1.3 設計思想及原則 1) 所選擇的工藝技術應先進、適用、可靠，保證項目投產(chǎn)后，能安全、穩(wěn)定、長 周期、連續(xù)運行。 2) 所選擇的設備和材料必須可靠，且盡可能國產(chǎn)化。 3) 充分依托現(xiàn)有社會公共設施，以降低投資，加快項目建設進度，采取切實可行 的措施節(jié)約用水。 4) 貫徹主體工程與環(huán)境保護、勞動安全和

8、工業(yè)衛(wèi)生、消防同時設計、同時建設、 同時投產(chǎn)。 5) 消防、衛(wèi)生及安全設施的設置必須貫徹國家關于環(huán)境保護、勞動安全的法規(guī)和 要求，負荷石油化工行業(yè)的相關標準。 6) 所選擇的產(chǎn)品方案和技術方案應是優(yōu)化的方案，以最大程度減少投資，提高項 目經(jīng)濟效益和抗風險能力?？茖W論證項目的技術可靠性、項目的經(jīng)濟性，實事求是的 作出研究結論. 7) 促進國丙烯工業(yè)綜合發(fā)展，提高我國丙烯工業(yè)的產(chǎn)業(yè)多樣性，是我國丙烯化工 實現(xiàn)可持續(xù)發(fā)展。3 1.4 工藝特點 采用固定床催化反應器，大大提高主產(chǎn)物的轉化率，減少了混合物分離操作的成 本，減少了能耗的使用。 1.5 產(chǎn)品及原料方案 本項目設計年產(chǎn)異丙苯 10 萬噸，采用

9、石油苯 和丙烯作為原料，在催化劑作用下 進行生產(chǎn)。原料苯選用中國石油大慶石化煉油廠的產(chǎn)品石油苯。原料丙烯選用中國石 油大慶石化公司化工一廠生產(chǎn)的產(chǎn)品丙烯。主產(chǎn)物為異丙苯,副產(chǎn)物二異丙苯、重芳烴。 1.6 輔助設計軟件的應用 在本設計中，應用了以下輔助設計工具軟件： 用 auto-cad 2004 進行制圖； 用 aspen plus 7.1 進行流程模擬和工藝優(yōu)化； 用 aspen energy analyzer v7.1-aspenone 進行熱能集成優(yōu)化； 用 autodesk 3dsmax design2010 制作三維廠區(qū)效果圖。 2 廠址選擇 2.1 選擇原則 廠區(qū)選擇基本原則 (1

10、) 廠址應符合國家工業(yè)布局，城市或地區(qū)的規(guī)劃要求。 (2) 廠址宜選在原料、燃料供應和產(chǎn)品銷售便利的地區(qū)。 (3) 廠址應靠近水量充足、水質良好的水源地。 (4) 廠址應盡可能靠近原有交通線，即交通運輸便利地區(qū)。 (5) 廠址地區(qū)應具有熱、電的供應。 (6) 選址時注意節(jié)約用地，不占用或少占用良田。廠區(qū)的大小、形狀和其條件應滿足 工藝流程合理布置的需要，并應有發(fā)展的余地。 (7) 選址得注意當?shù)刈匀画h(huán)境條件，并對工廠投產(chǎn)后可能造成的環(huán)境影響做出預評價。 (8) 廠址應避開低于洪水位或在采取措施后仍不能確保不受水淹的地段。 (9) 廠址附近應建立生產(chǎn)污水和生活污水的處理裝置。 (10) 廠址應不

11、妨礙或不破壞農(nóng)業(yè)水利工程，就盡量避免拆遷。 (11) 廠址應具有滿足建設工程需要的工程地質條件和水文地質條件。 (12) 散發(fā)有害物質的工業(yè)企業(yè)廠址，應位于城鎮(zhèn)相鄰工業(yè)企業(yè)和居住區(qū)全年最小頻 率風向的上風側，且不應位于窩風地段。3 2.2 廠址選定 黑龍江省大慶市龍鳳區(qū),龍鳳區(qū)位于黑龍江省西部、大慶市東部，是大慶中心城的 “三顆星”之一，東部與大慶高新技術產(chǎn)業(yè)開發(fā)區(qū)隔路相望，西鄰大慶石油管理局采油 二廠、四廠，北靠大慶市人民政府，南與安達市接壤。龍鳳區(qū)地域廣闊，共分龍鳳、 臥里屯、興化三個區(qū)塊。下轄一鎮(zhèn)龍鳳鎮(zhèn)，面積 410 平方公里，人口 20 萬， 其中， 農(nóng)村人口 2.3 萬，現(xiàn)有耕地面積

12、 4.5 萬畝，草原面積 10.3 萬畝，荒水面積 8.8 萬畝。有 “一田三草二水五分荒”之稱，極具開發(fā)前景。 2.3 地理位置 大慶市龍鳳區(qū)位于大慶市東部，是三個中心城區(qū)之一。轄區(qū)面積 410 平方公里， 人口 35.24 萬。區(qū)轄 1 個鎮(zhèn)、5 個街道辦事處，轄區(qū)內(nèi)有大慶石化總廠、大慶石化公司 等中、省、市直企業(yè) 38 家。大慶石油化工總廠、大慶石化公司創(chuàng)建于 1962 年，經(jīng)過 40 多年的發(fā)展，已經(jīng)形成了油、化、纖、肥、塑一體化的生產(chǎn)格局?，F(xiàn)有生產(chǎn)裝置和 輔助裝置 112 套，原油一次加工能力 600 萬噸/年，年產(chǎn)汽、煤、柴、潤四大類產(chǎn)品 300 多萬噸。可生產(chǎn)石油化工產(chǎn)品 77

13、種 303 個牌號，產(chǎn)品暢銷全國 28 個省、市、自治 區(qū)，遠銷世界 29 個國家和地區(qū)。大慶石化已成為我國重要的石化產(chǎn)品生產(chǎn)基地之。 2.4 原料和市場 中石油大慶石化公司位于大慶市每年的生產(chǎn)大量石油苯和丙烯為我公司提供了充 足的原料來源。本區(qū)有大慶石化總廠、大慶石化公司等中、省、市直企業(yè) 38 家，已經(jīng) 形成了油、化、纖、肥、塑一體化的生產(chǎn)格局。 2.5 自然狀況 大慶光照充足，降水偏少，冬長嚴寒，夏秋涼爽。全市年平均氣溫 4.2 ，最冷月 平均氣溫-18.5 ，極端最低氣溫-39.2 ；最熱月平均氣溫 23.3 ，極端最高氣溫 39.8 ，年均無霜期 143 天；年均風速 3.8m/s，

14、年16 級風日數(shù)為 30 天；年降水 427.5 mm，年蒸發(fā) 635 mm，年干燥度為 1.2，大陸度為 78.9；年日照時數(shù)為 2726 小時，年 太陽總輻射量 491.4kj/cm2。 由于地處溫帶季風性氣候所以受溫帶和季風共同影響，大慶市年氣候變化多端， 春夏秋冬四季，寒來暑往，周而復始的循環(huán)。冬季受大陸冷高壓控制影響，盛行偏北 風，寒冷少雪，熱量嚴重匱乏；夏季受副熱帶海洋氣團影響，盛行偏南風，夏季前期 干熱，后期降水集中且變率大，時有旱澇；春秋兩季為過渡季節(jié)，春季冷暖多變，干 旱多風，風借旱情，旱助風威，水資源嚴重匱乏；秋季多寒潮，降溫急劇，春溫高于 秋溫，春雨少于秋雨。 大慶市氣候

15、受大陸的影響遠甚于海洋，陸地因素在氣候形成中起決定作用，全市 大陸度 k 在 76.281.0 之間（遠大于 50），為典型的大陸性氣候。由于氣候的大陸性 和季風交替共同影響，在春季的增溫和秋季的降溫過程中，溫度升降頻繁且劇烈；同 時，由于晴天日數(shù)多，晝夜溫度變差大。 年日照時數(shù)在 2600 至 2900 小時，生長期（五至九月）日照時數(shù)為 1300 至 1350 小時。 年降水量在 400 至 550 毫米之間，生長期降水量一般在 350 至 480 毫米之間，占 年降水量的 85%以上。 3 工藝流程設計及優(yōu)化 3.1 設計目標 3.1.1 概述 本項目的目標是為中石油大慶石化建立一座以異

16、丙苯為主要產(chǎn)品的分廠。要求以 丙烯和苯為原料，其中丙烯由中石化生產(chǎn)過程催化裂化生產(chǎn)出來，苯由外購入，兩者 在優(yōu)化的化工工藝中反應生成異丙苯，異丙苯作為中間產(chǎn)物或其他用途售予其他化工 廠或單位個人。盡量采取可可行的措施減少系統(tǒng)對環(huán)境的不利影響，并對排出的污染 物提出合理的治理方案。 3.1.2 生產(chǎn)規(guī)模 由于各行業(yè)對異丙苯的需求，本場建設規(guī)模定為每年生產(chǎn)異丙苯10萬噸。 3.2 合成異丙苯基本工藝流程 目前工業(yè)上合成異丙苯所用的催化劑不盡相同，但其工藝流程基本相同。原料丙 烯經(jīng)過預處理進入到烷基化反應器，原料苯經(jīng)過預處理送到苯塔，在苯塔中進行脫水 后由側線才出送到烴化和反烴化反應器進行反應，反應

17、液混合后送入分離系統(tǒng)，即依 次送到苯塔，異丙苯塔，二異丙苯塔進行分離，在苯塔塔頂脫出苯，水等組分，在異 丙苯塔頂?shù)玫疆a(chǎn)品異丙苯，二異丙苯塔側線得到二異丙苯送回反烴化反應器，副產(chǎn)物 重芳烴由二異丙苯塔釜采出。4 圖 3-1 合成異丙苯原工藝流程簡圖 異丙苯合成過程中存在的問題是：二異丙苯由二異丙苯塔側線采出返回反烴化反 應器進行反應，而烴化反應生成的重芳烴三異丙苯?jīng)]有經(jīng)過任何處理直接有塔釜排除， 既造成了重組分的排放也增加了單位產(chǎn)品的原料消耗和能量消耗。針對此問題，本節(jié) 對異丙苯合成過程中的分離工段的二異丙苯塔進行了優(yōu)化，從而對異丙苯合成工藝進 行節(jié)能改造。5 3.3 二異丙苯的優(yōu)化 3.3.1

18、 優(yōu)化流程 在二異丙苯塔中增加一個下側線采出以回收三異丙苯。采出物進入反烴化反應器。 三異丙苯和反烴化反應器中多余的苯發(fā)生反應生成二異丙苯，二異丙苯進一步反烴化 生成異丙苯。因此在苯與丙烯進料不變的情況下，異丙苯產(chǎn)量增加，從而降低了單位 產(chǎn)品的能耗。 圖 3-2 合成異丙苯優(yōu)化流程工藝 3.3.2 優(yōu)化流程分析 1) 二異丙苯塔下側采出時苯塔冷凝器和再沸器能耗，圖 3-3 說明，隨下側采出量 的增加，冷凝器和再沸器的熱負荷都逐漸增加，但因為總產(chǎn)量的增加而是單位產(chǎn)品上 的冷凝器和再沸器負荷逐漸降低，與原流程相比，單位產(chǎn)品苯塔冷凝器負荷最大可降 低 5%，單位產(chǎn)品再沸器負荷最大可降低 1.65%。

19、6由此說明二異丙苯塔增加一個下線 采出時，苯塔能夠達到節(jié)能降耗的目的。8 （a）1-冷凝器負荷；2-單位產(chǎn)品的冷凝負荷，采出量為零時即為原流程 （b）1-再沸器熱負荷；2-單位產(chǎn)品的再沸器負荷 圖 3-3 隨二異丙苯塔新增側線采出量變化苯塔熱負荷變化曲線 2) 二異丙苯塔下側采出量的變化對異丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影響 圖二說 明隨二異丙苯塔下側采出量的增加，異丙苯塔的冷凝器和再沸器的熱負荷逐漸增加， 但因為異丙苯塔頂產(chǎn)品總量增加從而使單位產(chǎn)品上的冷凝器和再沸器負荷都逐漸降低， 由此說明二異丙苯塔增加一個下側線采出時，異丙苯塔能夠達到節(jié)能降耗的目的。 3) 二異丙苯塔下側采出量的變化對二異丙

20、苯塔冷凝器和再沸器能耗的影響圖三說 明，隨著二異丙苯塔下側采出量的增加，二異丙苯塔的冷凝器和再沸器的熱負荷迅速 下降，之后基本保持不變，單位產(chǎn)品的冷凝器和再沸器負荷亦是如此，由此說明二異 丙苯塔增加一個下側線采出時，二異丙苯塔本身也能夠達到節(jié)能降耗的目的。7,8 （a）1-單位產(chǎn)品的冷凝負荷；2-冷凝器負荷 （b）1-再沸器熱負荷；2-單位產(chǎn)品的再沸器熱負荷 圖 3-4 隨二異丙苯塔新增側線采出量變化異丙苯塔熱負荷變化曲線 4) 整個分離過程中所有冷凝器和再沸器總熱負荷 表 3-1 給出了優(yōu)化流程與原流程 冷凝器和再沸器熱負荷對比情況，二異丙苯塔新增側線采出量不同時，整個工藝流程 中的冷凝器總

21、負荷（苯塔、異丙苯塔和二異丙苯塔中冷凝器負荷之和）及總的再沸器 負荷不同，可見單位產(chǎn)品總冷凝器負荷最大可降低 5.47%，單位產(chǎn)品再沸器負荷最大 可降低 4.25%。8 圖 3-5 隨二異丙苯塔新增側線采出量變化二異丙苯塔熱負荷變化曲線 表 3-1 隨側線采出量的增加異丙苯產(chǎn)量和三異丙苯回收量的變化表 下線采出量/kgh-1產(chǎn)量/kmolh-1異丙苯塔頂中異丙苯 摩爾分數(shù)/% 三異丙苯采出率 /% 0109.1897.280.00 100113.2297.282.10 200113.5297.3931.61 300113.8997.6444.42 400114.2597.5372.14 500

22、114.8397.6079.96 600115.0297.5891.34 700115.5597.2896.15 3.4 泡點反應器合成異丙苯 苯與丙烯催化反應器主要有:固定床反應器、固定床催化精餾塔和懸浮床催化精餾 塔。一般在固定床催化精餾塔中催化劑的構件的內(nèi)傳質問題嚴重，而且催化劑再生困 難，為降低異丙苯等的進一步烷基化反應大都采用過量的苯烯比，選擇高的苯烯比， 有利于提高催化劑的穩(wěn)定性及異丙苯的比例。苯烯比低時，催化劑失活速率很快。這 是由于過量的丙烯齊聚生成的長鏈烯烴和苯烷基化生成了大分子的烷基苯低。苯烯比 增加，催化劑穩(wěn)定性提高。7但是苯烯比過高，烴化液中苯的比例增加，就會給后續(xù)的

23、分離過程增加負荷。因為苯與丙烯生成異丙苯為放熱過程，故我們可以利用反應熱來 汽化部分苯以實現(xiàn)苯與烴化產(chǎn)物的初步分離，降低分離工段的分離分離負荷，最終實 現(xiàn)整個工藝的節(jié)約降耗。8 因此下面采取泡點反應器來代替原固定床反應器，主要考察和驗證采用結構化催 化劑和苯蒸發(fā)散熱的新工藝，以實現(xiàn)低苯烯比下合成異丙苯的優(yōu)化流程。 3.4.1 優(yōu)化流程 用泡點反應器代替原有的固定床反應器，分離工段以及反烴化裝置與原工藝相同。 圖 3-6 給出了泡點反應器簡圖。由于苯與丙烯反應為放熱反應，泡點反應器即利用反 應熱部分汽化苯從而降低分離工段的分離負荷，從而實現(xiàn)節(jié)能降耗。 圖 3-6 泡點反應器 3.4.2 分離過程

24、節(jié)能降耗分析 采用泡點反應器時分離工段中各塔冷凝器和再沸器負荷列于表 3-2 中，可見，采 用泡點反應器合成異丙苯大大降低了分離工段的能量消耗，對苯與丙烯合成異丙苯工 藝流程是一很大的優(yōu)化，此優(yōu)化流程可用于工業(yè)生產(chǎn)中。 表 3-2 采用泡點反應器時分離過程能耗統(tǒng)計 原流程泡點反應器 總負荷 /mkjh-1 單位產(chǎn)品負 荷/kjh-1 總負荷/ mkjh-1 單位產(chǎn)品 負荷/ kjh-1 冷凝器11.7728107.8329.820688.45124脫苯塔 再沸器9.118283.517447.177264.64292 冷凝器7.325767.099176.120955.12914異丙苯塔 再沸

25、器5.923654.256754.704342.37024 冷凝器5.923654.256751.713615.43389二異丙苯 塔再沸器1.84516.899131.373312.36891 整個流程冷凝器25.0221229.18817.6551159.0143 整個流程再沸器16.8868154.673313.2548119.3821 3.4.3 同時采用泡點反應器和新增二異丙苯塔新增側線采出 同時采用泡點反應器和增加二異丙苯苯塔下側線采出兩種優(yōu)化方法，對異丙苯工 藝流程進行模擬計算，計算結果列于表 3-3 和表 3-4 中。 表 3-3 給出了從分離過程和反應器兩方面同時對流程進行優(yōu)

26、化時整個分離工段單 位產(chǎn)品上冷凝器和再沸器能量消耗，可以看出，采用泡點反應器并且新增加的二異丙 苯塔側線采出量為 270 kgmol-1 時，整個工藝流程中，單位產(chǎn)品總冷凝器負荷由原來流程的 195.06 kjmol-1降到 157.27 kjmol-1，降低了 19.37 %；單位產(chǎn)品總再沸器負荷由原流程的 154.67 kjmol-1, 降到 118.13 kjmol-1，降低了 23.62 %。異丙苯工藝流程的大送進一步優(yōu)化。8 表 3-3 綜合優(yōu)化異丙苯工藝過程時能耗統(tǒng)計表 新增側線采出量/kgh-1項目原流程 100200300 脫苯塔11.779.839.869.86 異丙苯塔7.

27、336.156.166.17 二異丙苯塔2.21.661.681.68 冷凝器負荷 /mkjh-1 總冷凝器負 荷 21.317.6517.717.72 脫苯塔9.127.27.227.23 異丙苯塔5.924.744.744.75 二異丙苯塔1.851.321.331.34 再沸器負荷 /mkjh-1 總再沸器負 荷 16.8913.2613.313.31 表 3-4 綜合優(yōu)化異丙苯工藝過程時單位產(chǎn)品能耗統(tǒng)計表 新增側線采出量/kgh-1項目原流程 100200300 脫苯塔107.8387.8587.6287.54 異丙苯塔67.1054.9854.8254.8 二異丙苯塔20.1314.

28、8714.9314.93 冷凝器負荷 /mkjh-1 總冷凝器負 荷 195.06157.7157.45157.27 脫苯塔83.5264.2964.1864.14 異丙苯塔54.2642.3142.242.14 二異丙苯塔16.911.8311.8511.85 再沸器負荷 /mkjh-1 總再沸器負 荷 154.67118.44118.33118.13 3.5 催化精餾合成異丙苯 3.5.1 催化精餾合成異丙苯的操作特性 1）aspen plus 7.1 模擬固定床催化精餾塔 采用固定床催化精餾反應器合成異丙苯，固定床催化精餾塔共分為 41 快理論塔板 （包括冷凝器和再沸器） 。塔頂冷凝器選

29、擇全凝器，全凝器為第一塊塔板，塔釜再沸器 為第 41 塊。操作壓力 0.7 mpa，苯進料 100 kmolh-1,回流量 960 kmolh-1，催化精餾塔 采用全回流操作。苯在塔頂進料，丙烯在塔中部進料（第 21 塊塔板） ，反應體積 3m2。采用 aspen plus7.1 進行模擬計算，選擇用于嚴格多級分離模型的 radfrac，熱力 學方程選擇 unifac 活度模型。為簡化計算，假設塔內(nèi)只有苯、丙烯、異丙苯和二異 丙苯四種組分，存在如下反應。 烷基化反應： b + p i 式(1) p + i d 式(2) 烷基轉移反應： d + b i 式(3) 其中 b苯 p丙烯 i異丙苯 d

30、二異丙苯 對于烷基化反應兩式，采用動力學模型，烷基化反應動力學數(shù)據(jù)見下式子，烷基 轉移反應采用平衡模型，平衡常數(shù) k 見下式。 式(4) 430.91.0 1 3.74 10 exp( 7.39 10 /) bp rtcc 式(5) 740.50.9 2 3.68 10 exp( 0.01 10 /) ip rtc c 式(6) 3 6.52 10exp(27240/)krt 其中: cb苯的摩爾濃度 cp丙烯的摩爾濃度 ci異丙苯的摩爾濃度 r1、r2反應速率 2）固定床催化精餾塔操作特性 催化精餾塔內(nèi)氣液相摩爾流率分布，氣象負荷變化不大，所以塔徑設計比較方便， 反應段和提餾段可以采用同一塔

31、徑。 由固定床催化精餾塔內(nèi)液相摩爾分率的分布情況，可以看出：塔頂苯的摩爾分數(shù) 幾乎為 100%，即為純苯回流，相應的塔頂溫度大致為苯在操作壓力下的沸點；在塔釜 塔板上苯濃度急劇下降，重組分異丙苯和二異丙苯濃度相應增大，同時塔釜溫度急劇 升高；由上可知，催化精餾塔內(nèi)溫度分布和組成分布可以看成一一對應且相互聯(lián)系的。 3.5.2 固定床催化精餾塔合成異丙苯工藝流程 1）工藝流程及進料說明 采用固定床催化精餾塔來代替原有烴化反應器，分離工段和反烴化器都保持不變。 2）分離工序能耗分析 表 3-5 給出了采用固定床催化精餾塔時整個分離過程中的能耗，可以看出，采用 固定床精餾時，整個工藝流程中總冷凝器負荷

32、降低了 31.40%，單位產(chǎn)品總冷凝器負荷 降低了 36.37%；總再沸器負荷降低了 16.25%，單位產(chǎn)品總再沸器負荷講的了 23.63%。 表 3-5 整個流程能量消耗表 原流程固定床催化精餾 項目總負荷 /(gjh-1) 單位產(chǎn)品負荷 /(kjmol-1) 總負荷 /(gjh-1) 單位產(chǎn)品負荷 /(kjmol-1) 冷凝器苯塔 再沸器 11.77 107.83 9.12 83.52 6.87 58.41 8.11 68.88 冷凝器異丙苯塔 再沸器 7.33 67.10 5.92 54.26 6.55 55.69 5.00 42.45 冷凝器二異丙苯塔 再沸器 2.20 20.13 1

33、.85 16.90 1.18 10.83 1.04 8.84 整個流程冷凝器 整個流程再沸器 21.30 195.06 16.89 154.67 14.61 124.12 14.14 120.16 3.6 烷基化和烷基轉移反應同時進行的固定床催化精餾 固定床催化精餾塔主要應用在苯與丙烯催化反應合成異丙苯的烷基化反應過程中， 而二異丙苯和苯的烷基轉移反應在另一個固定床反應器中實現(xiàn)。文獻中指出，合成異 丙苯的烷基化和烷基轉移反應可以在同一個固定床催化精餾塔中實現(xiàn)，從而提高丙烯 的轉化率和烷基苯的選擇性，簡化工藝流程并節(jié)省設備投資。 3.6.1 優(yōu)化流程 圖 3-7 給出了烷基化和烷基轉移反應同時進

34、行的固定床催化精餾合成異丙苯的優(yōu) 化流程，催化精餾塔塔釜產(chǎn)物主要是苯、異丙苯和二異丙苯的混合物，它們依次經(jīng)過 苯塔、異丙苯塔和二異丙苯塔，在異丙苯塔塔頂?shù)玫侥康漠a(chǎn)品異丙苯，二異丙苯塔側 線采出的二異丙苯重新返回催化精餾塔中循環(huán)使用。對于在固定床催化精餾塔中只進 行烷基化反應的工藝流程，從二異丙苯塔側線采出的二異丙不再進入催化精餾塔而是 進入一個固定床烷基轉移反應器中。7 圖 3-7 催化精餾合成異丙苯工藝流程 3.6.2 優(yōu)化固定床催化精餾塔的操作特點 烷基化和烷基轉移反應同時進行的催化精餾塔與僅僅進行烷基化反應的催化精餾 塔的一個明顯區(qū)別是有一股二異丙苯從塔下部進入催化精餾塔內(nèi)。從圖 3-8

35、 可以看出， 在固定床催化精餾塔其他操作參數(shù)不變的情況下，進入催化精餾塔的二異丙苯流量 f1 是影響精餾塔設計和操作的一個重要參數(shù)。在催化精餾塔的模擬計算過程中發(fā)現(xiàn)，二 異丙苯流量 f1不能任意給定。進入催化精餾塔的二異丙苯流量 f1必須等于從塔釜流出 的二異丙苯流量 f1。 在催化精餾塔塔的模擬過程中，不斷調整進入催化精餾塔的二異丙苯流量 f1.直至 f1=f2，從而確定出 f1。固定床催化精餾塔的操作條件是：壓力 7 atm；塔頂部進料苯 100 kmolh-1；丙烯 50 kmolh-1；回流量 960 kmolh-1；全塔理論板數(shù)?？傻霉潭ù泊?化精餾塔 f1和 f2的變化關系。 3.

36、6.3 不同苯烯比時對優(yōu)化固定床催化精餾塔的操作特點 當進入催化精餾塔的二異丙苯流量 f1等于從塔釜流出的二異丙苯的流量 f2時，系 統(tǒng)才能夠在定態(tài)下操作。改變丙烯進料量進而改變進料苯烯比（摩爾比） ，考察 f1和 f2的變化關系，可得計算結果。隨苯烯比增大，操作點（f1=f2的值）變小，當苯烯比 等于 3 時，f1=f2的值已經(jīng)非常小了，僅為 1 kmolh-1；苯烯比大于 3 時固定床催化精 餾優(yōu)化流程將部存在定態(tài)操作點，所以設計操作時苯烯比應當減小，但是設計時，應 注意苯烯比不應小于 1，以避免丙烯的齊聚反應進而導致催化劑失活。本節(jié)提出了現(xiàn)實 異丙苯合成過程中存在的問題：烴化反應生成的重

37、芳烴三異丙苯?jīng)]有經(jīng)過任何處理直 接由塔釜排出，既造成了重組分的排放也增加了單位產(chǎn)品的原料消耗和能量消耗；為 限制異丙苯的進一步氧化而采用高苯烯比，從而增大了分離工段的分離任務，造成高 能耗。本節(jié)給出了本與丙烯合成異丙苯工藝的優(yōu)化方案：在分離工段的二異丙苯塔下 部增加一個側線采出，以回收重芳烴三異丙苯，達到節(jié)能降耗的目的；采用固定床催 化精餾塔合成異丙苯。 3.7 小結 綜上可知合成異丙苯的烷基化和烷基轉移反應可以在同一個固定床催化精餾塔中 實現(xiàn)，從而提高丙烯的轉化率和烷基苯的選擇性，且能減少精餾時各方面的負荷，簡 化工藝流程并節(jié)省設備投資。故本廠將采用固定床催化精餾塔，以實現(xiàn)苯與丙烯的烷 基化

38、及烷基轉移反應。分離工段共有三個分離精餾塔，分別為苯塔、異丙苯塔、二異 丙苯塔，其中在分離工段的二異丙苯塔下部增加一個側線采出，以回收重芳烴三異丙 苯。 4 主設備選型設計及 aspen plus7.1 模擬 4.1 主設備設計原則 1.反應器設計原則 （1）具有適宜的流體力學條件，流動性能好，有利于熱量傳遞和質量傳遞； （2）合理的結構，能有效的加速反應； （3）保證壓力和溫度符合操作條件； （4）操作穩(wěn)定，調節(jié)方便，能適應各種操作條件的變化。 2.塔設備設計原則 （1）具有適宜的流體力學條件，可使氣液兩相良好接觸； （2）結構簡單，處理能力大，壓降低； （3）強化質量傳遞和能量傳遞。 3.

39、設計標準 鋼制壓力容器 gb150-98 壓力容器用鋼板 gb6654-96 奧氏體不銹鋼焊接鋼管選用規(guī)定 hg20537.1-92 化工裝置用不銹鋼大口徑焊接鋼管技術 hg20537.4-92 安全閥的設置和選用 hg/t20570.2- 95 爆破片的設置和選用 hg/t20570.3- 95 設備進、出管口壓力損失計算 hg/t20570.9- 95 鋼制化工容器設計基礎規(guī)定 hg20580-98 鋼制化工容器材料選用規(guī)定 hg20581-98 鋼制化工容器強度計算規(guī)定 hg20582-98 鋼制化工容器結構設計規(guī)定 hg20583-98 鋼制化工容器制造技術規(guī)定 hg20584-98

40、化工設備設計基礎規(guī)定 hg/t20643-98 壓力容器無損檢測 jb4730-2005 鋼制壓力容器焊接工藝評定 jb4708-2000 鋼制壓力容器焊接規(guī)程 jb/t4709-2000 鋼制壓力容器產(chǎn)品焊接試板的力學性能 jb4744-2007 壓力容器用鋼鍛件 jb4726-2000 本節(jié)是用 aspen plus7.1 軟件對工藝流程的模擬，共模擬了 3 次，由于流程較復雜， 故采用分段模擬的方式，分別對反應器、苯塔、異丙苯塔、二異丙苯塔、進行了模擬。 總流程模擬圖如下： 圖 4-1 總流程模擬圖示 4.2 用 aspen plus7.1 對主設備的初步模擬 1) 反應器的選型及模擬

41、由于本工藝所涉及的主反應器為固定床催化精餾塔，選型計算非常復雜，因此我 們參考了吉林石化異丙苯單元現(xiàn)有年產(chǎn) 10 萬噸異丙苯反應器實際生產(chǎn)參數(shù)，并且結合 我們自己分廠的實際情況得出反應器設計參數(shù)如下表： 表 4-1 反應器參數(shù)表 固定床催化精餾塔設計參數(shù) 催化劑ysbh-3 分子篩催化劑 反應器內(nèi)徑（m）2 操作壓力（mpa）0.7 床層空隙率0.5 催化劑粒徑（mm）2.7 進料苯烯摩爾比2:1 催化劑堆密度（kg/m3）560 反應器高度（m）32.1 實際催化床層高度（mm）8311 理論塔板數(shù)41 回流量（kmol/h）960 丙烯進料處塔板數(shù)21 由于用 aspen plus7.1

42、不能對固定床催化精餾塔直接進行模擬，我們經(jīng)過反復的思 考，決定采用化學計量反應器對此反應器進行簡化模擬，反應器的操作條件及物料衡 算所得數(shù)據(jù)如下表: 表 4-2 固定床催化精餾塔物料衡算 壓力 mpa苯烯比反應溫度液相空速 h-1 0.72:117610 進料流量 f（kmol/h） 丙烯苯 113.8227.6 選擇性組成% 異丙苯二異丙苯三異丙苯重芳烴 86.712.950.30.05 出口組成% 異丙苯二異丙苯三異丙苯重芳烴苯 77.4610.130.230.003912.17 輸入進料的操作溫度、壓力，并設置進料組分的流量和組成，輸入化學計量方程 式，用化學計量反應器模擬反應過程得出結

43、果如下表： 表 4-3 反應器模擬數(shù)據(jù) 2) 精餾塔（脫苯塔）的選型及模擬 表 4-4 脫苯塔的設計選型參數(shù) 分離精餾塔設計參數(shù)脫苯塔 理論板數(shù)55 操作壓力（kpa）126.5 進料板位置20 回流量（kg/h）30550 側線采出塔板數(shù) 塔頂采出量（kg/h）1376.3 側線采出量（kg/h） 塔內(nèi)徑（m）2.0 表 4-5 脫苯塔的物料衡算 進料異丙苯二異丙苯三異丙苯重芳烴苯/水 組成%77.4610.130.230.003912.17 流量 kmol/h 112.714.7370.3410.005617.71 塔頂進料板塔底 溫度83126145 壓力 mpa101.3126.514

44、5.4 摩爾流量 kmol/h 17.62145.49127.87 質量流量 kmol/h 1376.317323.416009.4 輸入操作溫度、操作壓力，進料總流量及組成，選用 nrtl-rk 方程，設置塔板壓 降為 0.9 kpa,并選擇苯為輕關鍵組分，異丙苯為重關鍵組分，用 aspen plus7.1 模擬結果 如下表： 表 4-6 苯精餾塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-2 苯和異丙苯在各塔板上的組成 3) 精餾塔（異丙苯塔）的選型及模擬 表 4-7 異丙苯塔的設計選型參數(shù) 分離精餾塔設計參數(shù)異丙苯塔 理論板數(shù)40 操作壓力（kpa）122.9 進料板位置17 回流量（kg/h）6000 側線采出

45、塔板數(shù) 塔頂采出量（kg/h）13541.81 側線采出量（kg/h） 塔內(nèi)徑（m）1.8 表 4-8 異丙苯塔的物料衡算 進料異丙苯塔二異丙苯塔三異丙苯塔重芳烴 組成%88.211.530.280.0044 流量 kmol/h112.714.7370.3410.0056 塔頂進料板塔底 溫度153.3180202.2 壓力 mpa101.3122.9151.7 摩爾流量 kmol/h112.67127.7815.11 質量流量 kmol/h13541.8116009.42467.59 輸入操作溫度、操作壓力，進料總流量及組成，選用 nrtl-rk 方程，設置塔板 壓降為 0.9 kpa,并選

46、擇為異丙苯輕關鍵組分，二異丙苯為輕關鍵組分，用 aspen plus7.1 模擬結果如下表： 表 4-9 異丙苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-3 異丙苯和二異丙苯在各塔板上的組成 4) 精餾塔（二異丙苯塔）的選型及模擬 表 4-10 異丙苯塔的設計選型參數(shù) 分離精餾塔設計參數(shù)二異丙苯塔 理論板數(shù)30 操作壓力（kpa）138.2 進料板位置20 回流量（kg/h）5000 側線采出塔板數(shù)6 塔頂采出量（kg/h）2391.4 側線采出量（kg/h）69.68 塔內(nèi)徑（m）1.6 表 4-11 二異苯塔的物料衡： 進料二異丙苯三異丙苯重芳烴 組成%97.592.370.04 流量 kmol/h14.737

47、0.3410.0056 塔頂進料板塔底側線塔底 溫度204.3200235.6235.6 壓力 mpa101.3126.5138.2138.2 摩爾流 kmol/h14.73715.110.3410.0056 質量流 kmol/h2391.42467.3969.686.51 輸入操作溫度、操作壓力，進料總流量及組成，選用 nrtl-rk 方程，設置塔板 壓降為 0.9 kpa,并選擇為二異丙苯輕關鍵組分，三異丙苯為重關鍵組分，用 aspen plus 7.1 模擬結果如下表： 表 4-12 二異丙苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-4 二異丙苯和三異丙苯在各塔板上的組成 4.3 用 aspen plus7.

48、1 對分離精餾塔進行了第一次模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，規(guī)定了塔頂、塔釜產(chǎn)品的含量，定義流出物流率和回流 比為變量，并且設定了它們的取值范圍，從而對三個分離精餾塔進行了優(yōu)化。 1) 精餾塔（脫苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，規(guī)定了塔頂苯含量為 99.95 %、塔釜異丙苯的含量為 99.90 %， 定義餾出物流率和回流比為變量，并且設定了它們的取值范圍，餾出物流率范圍為 （2545 lbmol/hr）,回流比范圍為（1.53）,模擬優(yōu)化結果如下： 表 4-13 苯精餾塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-5 第一次優(yōu)化后苯和異丙苯在各塔板上的組成 2) 精餾塔（異丙苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎

49、上，規(guī)定了塔頂異丙苯含量為 99.95%、塔釜二異丙苯的含量 為 99.90%，定義餾出物流率和回流比為變量，并且設定了它們的取值范圍，餾出物流 率范圍為（200400 lbmol/hr）,回流比范圍為（1.02.5）,模擬優(yōu)化結果如下： 表 4-14 異丙苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-6 第一次優(yōu)化后異丙苯和二異丙苯在各塔板上的組成 (3) 精餾塔（二異丙苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，規(guī)定了塔頂二異丙苯含量為 99.95%、塔釜三異丙苯的含 量為 99.90%，定義餾出物流率和回流比為變量，并且設定了它們的取值范圍，餾出物 流率范圍為（2545 lbmol/hr）,回流比范圍為（0.82.

50、4）,模擬優(yōu)化結果如下： 表 4-15 二異丙苯塔精餾塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-7 第一次優(yōu)化后二異丙苯和三異丙苯在各塔板上的組成 4.4 用 aspen plus7.1 對分離精餾塔進行了第二次模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，設置了冷凝器、再沸器以及塔板的效率，從而對三個分 離精餾塔進行了優(yōu)化。 1) 精餾塔（苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，設置了冷凝器、再沸器的效率為 90 %，塔板效率為 75 %，模擬優(yōu)化結果如下表： 表 4-16 苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-8 第二次優(yōu)化后苯和異丙苯在各塔板上的組成 2) 精餾塔（異丙苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，設置了冷凝器、再沸器的效率為

51、90 %，塔板效率為 75 %，模擬優(yōu)化結果如下表： 表 4-17 異丙苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-8 第二次優(yōu)化后異丙苯和二異丙苯在各塔板上的組成 3) 精餾塔（二異丙苯塔）的模擬優(yōu)化 在第一次模擬的基礎上，設置了冷凝器、再沸器的效率為 90%，塔板效率為 75%，模擬優(yōu)化結果如下表： 表 4-18 二異丙苯塔模擬數(shù)據(jù) 圖 4-9 第二次優(yōu)化后二異丙苯和三異丙苯在各塔板上的組成 5 換熱網(wǎng)絡優(yōu)化 5.1 概述 換熱是化工生產(chǎn)不可缺少的單元操作過程。對于一個含有換熱物流的工藝流程， 將其中的換熱物流提取出來，組成了換熱網(wǎng)絡系統(tǒng)。其中被加熱的物流稱為冷物流， 被冷卻的物流稱為熱物流。換熱的目的不僅是為

52、了使物流溫度滿足工藝要求，而且也 是為了回收過程余熱，減少公用工程消耗。換熱網(wǎng)絡合成的任務，是確定換熱物流的 合理匹配方式，從而以最小的消耗代價，獲得最大的能量利用效益 。換熱網(wǎng)絡的消耗 代價來自三個方面：換熱單元（設備）數(shù)、傳熱面積、公用工程消耗，換熱網(wǎng)絡合成 追求的目標是使這三方面的消耗都為最小值。對此，我們借助于 aspen energy analyzer v7.1 軟件進行設計并優(yōu)化了換熱網(wǎng)絡。7 5.2 夾點的確定 輸入入口、出口溫度以及冷熱物流的的熱容流率如下圖： 由此表可畫出夾點圖如下： 6 自動控制及儀表 自動化技術是當今舉世矚目的高技術之一，也是中國今后重點發(fā)展的一個高科技

53、領域。自動化技術的研究開發(fā)和應用水平是衡量一個國家發(fā)達程度的重要標志。自動 化技術的進步推動了工業(yè)生產(chǎn)的飛迅發(fā)展，在促進產(chǎn)業(yè)革命中起著十分重要的作用。 特別是在石油、化工、冶金、輕工等部門，由于采用了自動化儀表和集中控制裝置， 促進了連續(xù)生產(chǎn)過程自動化的發(fā)展，大大地提高了勞動生產(chǎn)率，獲得了巨大的社會效 益和經(jīng)濟效益。 6.1 設計依據(jù) 管道儀表流程圖上的物料代號和縮寫詞 hg 20559.5-93 管道等級號及管道材料等級表 hg 20519.38-92 管道儀表流程圖隔熱、保溫、防火和隔聲代號 hg20559.6-93 過程檢測和控制流程圖用圖形符號和文字代號 gb2625-81 6.2 自

54、動控制方案概述 1) 自動控制的目的 加快生產(chǎn)速度，減低生產(chǎn)成本，提高產(chǎn)品產(chǎn)量和質量。 減輕 勞動強度，改善勞動條件。能夠保證生產(chǎn)安全，防止事故發(fā)生或擴大，延長設備使用 壽命，提高設備利用能力。實現(xiàn)生產(chǎn)過程自動化，從根本上改變勞動方式，提高工人 文化技術水平，逐步消滅體力勞動和腦力勞動之間的差別。 2) 自動控制系統(tǒng)常用術語被控對象：在自動控制系統(tǒng)中，將需要控制其工藝參數(shù) 的生產(chǎn)設備或機器稱為被控對象，簡稱對象。 被控變量：生產(chǎn)過程中要求自動控制對 象保持恒定值（或某一規(guī)律變化）的變量稱為被控變量。 控制變量（操作變量）：在 自動控制系統(tǒng)中，把用來克服干擾對被控變量的影響，實現(xiàn)控制作用的變量稱

55、為控制 變量或操縱變量。 干擾：在自動控制系統(tǒng)中引起被控變量波動的外來因素稱為干擾作 用。 設定值：工藝規(guī)定被控變量所要保持的數(shù)值。 偏差：偏差本應是設定值與被控 變量的實際值之差，但能獲取的信息是被控變量的測量值而非實際值，因此，在控制 系統(tǒng)中常把設定至于測量值之差定義為偏差。余差：當過渡過程終了時，被控變量所 達到的新的穩(wěn)態(tài)值與給定值之間的偏差叫做余差。 3)自動控制系統(tǒng)的組成 自動控制系統(tǒng)由比較機構、控制器、執(zhí)行器和測量/變送環(huán) 節(jié)四部分組成。 測量變送環(huán)節(jié)：測量被控變量，并將被控變量轉換為特定的信號。比 較機構及控制器：接受來自于變送器的信號，與設定值進行比較得出偏差，并很據(jù)一 定的規(guī)

56、律進行運算，然后將運算結果用特定的信號發(fā)送出去。執(zhí)行器：根據(jù)控制器送 來的信號相應的改變控制變量，以達到控制變量的目的。 4)自動控制系統(tǒng)的分類 自動控制有很多分類方法，可以按被控變量來分類，如溫 度、壓力、流量、液位等控制系統(tǒng)。也可以按控制器的控制規(guī)律來分類，比如比例、 比例積分、比例微分、比例積分微分等控制系統(tǒng)。在分析自動控制系統(tǒng)時，最經(jīng)常遇 到的是將控制系統(tǒng)按照工藝過程需要控制的被控制的變量的給定值是否變化和如何變 化來分類，這樣可將自動控制系統(tǒng)分為三類，即定值控制系統(tǒng)，隨動控制系統(tǒng)和程序 控制系統(tǒng)。 a.定值控制系統(tǒng) 所謂“定值”就是恒定給定值的簡稱。工藝生產(chǎn)中，如果要求控制系統(tǒng)的作用

57、是使 被控制的工藝參數(shù)保持在一個生產(chǎn)指標上不變，或者說要求被控變量的給定值不變， 那么就需要采用定值控制系統(tǒng)。 b.隨動控制系統(tǒng)（自動跟蹤系統(tǒng)） 隨動控制系統(tǒng)又稱自動控制跟蹤系統(tǒng)，這類系統(tǒng)的特點是給定值不斷變化，而這 種變化不是預先規(guī)定好的，也就是說給定值是隨機變化的。隨動控制的目的就是使所 控制的工藝參數(shù)準確而快速的跟隨給定值的變化而變化。在化工生產(chǎn)中，比值控制系 統(tǒng)就屬于隨動控制系統(tǒng)。 c.程序控制系統(tǒng)（順序控制系統(tǒng)） 這類控制系統(tǒng)的給定值是變化的，它是一個已知的時間函數(shù)，即生產(chǎn)技術指標需 按一定的時間程序變化。 5) 自動控制設計的范圍 自動控制系統(tǒng)設計包含的內(nèi)容非常豐富，本文在設計時關

58、注的是控制方案的選擇 以及所需檢測和調節(jié)儀表的初步選型，至于控制過程具體如何實現(xiàn)這是物理學電路設 計的內(nèi)容，不屬于化工設計的核心，故在此不予討論。 6) 自動控制設計的思路 根據(jù)工藝要求的不同，即使對相同的控制對象，自動控制系統(tǒng)的設計方案也可能 會不一樣。本說明書在選擇控制方案時主要根據(jù)工藝自身的特點及控制要求，對工藝 不同工段中的各種被控對象進行分析以找到合理經(jīng)濟的控制方案，并就測量及調節(jié)儀 表進行簡單的選型。 7)反應器的控制 對于反應器，考慮到催化劑活性范圍與溫度的關系，及烯烴加氫的反應溫度在一 定范圍，為保證其正常運行、優(yōu)秀的品質、操作人員的人身安全，減少其勞動量，優(yōu) 化其工作環(huán)境，我

59、們對反應器實行自動控制。針對其操作條件我們采用了反應器常用 的溫度和壓力控制。 控制反應器的出口溫度和汽包壓力，采用串級控制蒸汽的流量達 到控制的目的，汽包壓力也就得到控制，反應器的溫度隨之而定。目前，汽包的壓力 的控制可以精確到 0.02mpa，因此反應器的溫度可以得到精確地控制，同時反應器進 出口都有壓力指示表和溫度指示儀表，隨時監(jiān)測溫度及壓力變化狀況。 6.3 主要現(xiàn)場儀表選型原則 1)總則 a.流量、壓力、壓差、液位等變送器選用電動智能型的。 b.大口徑、大壓差、高溫等場合的特殊控制閥采用國外名牌產(chǎn)品，高壓差的控制閥， 選用低噪音、抗氣蝕控制閥，閥芯材質選用司太萊合金。 c.裝置內(nèi)重要

60、氣體和蒸汽物料的流量測量，配置壓力、溫度補償單元。 d.成品甲醇的計量，采用質量流量計。 e.自動分析儀采用高質量的國外名牌產(chǎn)品，其預處理系統(tǒng)應隨分析儀表成套供貨， 現(xiàn)場分析小屋應由專業(yè)的分析小屋成套商或分析儀制造商成套提供，以確保分析儀系 統(tǒng)正常運行。 f.由于裝置主要為露天布置，現(xiàn)場儀表的防護等級一般不低于ip55，象控制閥、變 送器等現(xiàn)場儀表的防護等級一般選為ip66或ip67，就地指示儀表的防護等級一般選為 ip55，以確保儀表全天候安全運行。 g.防爆區(qū)域內(nèi)的現(xiàn)場一次儀表采用本安防爆型，電磁閥、可燃氣體檢測器可采用隔 爆型。 h.壓縮機配套儀表采用技術先進、質量可靠的產(chǎn)品。 2) 溫