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毕业设计论文:乙苯装置控制系统设计

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毕业设计论文:乙苯装置控制系统设计毕业设计论文:乙苯装置控制系统设计 乙苯装置控制系统设计 摘 要 随着我国石油化工行业的不断发展,制乙苯的技术也在不断进步。乙苯是石油加工重要的化工原料。乙苯装置也是石油加工重要的一道工序。乙苯装置的工艺流程主要特点是通过控制烷基化反应条件,使催化剂反应系统由两相变为单相,从而提高了乙苯收率,减少了三氯化铝催化剂用量,简化了流程,节省了生产费用;加强回收尾气中的部分氯化氢,既减少了污染,又提高了经济效益。本文研究乙苯工艺流程,进行制乙苯过程的详细设计。 本篇文章详细介绍了乙苯装置的原理及发展现状,对精制过程...

毕业设计论文:乙苯装置控制系统设计
毕业 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 论文:乙苯装置控制系统设计 乙苯装置控制系统设计 摘 要 随着我国石油化工行业的不断发展,制乙苯的技术也在不断进步。乙苯是石油加工重要的化工原料。乙苯装置也是石油加工重要的一道工序。乙苯装置的工艺流程主要特点是通过控制烷基化反应条件,使催化剂反应系统由两相变为单相,从而提高了乙苯收率,减少了三氯化铝催化剂用量,简化了流程,节省了生产费用;加强回收尾气中的部分氯化氢,既减少了污染,又提高了经济效益。本文研究乙苯工艺流程,进行制乙苯过程的详细设计。 本篇文章详细介绍了乙苯装置的原理及发展现状,对精制过程中所有工艺过程进行了研究。围绕乙苯工艺流程及控制进行研究,对乙苯工艺流程及各主要设备进行了详细的说明,设计了一套完整的乙苯装置控制系统,在设计中对每个部分进行了详细设计和优化,运用了单回路控制、串级控制、前馈控制、变比值控制和双闭环控制等控制 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 ,并根据控制需要、环境要求、工艺特点、仪器优缺点等确定了各种仪表及调节阀的型号。该流程简单,生产能力大。由于条件缓和,所用材料和耐压等级的要求也可以低些,操作中氢油比也很小,又不采用循环气,所以能耗低,装置操作费用低,使得设计合理。 本文针对乙苯装置控制过程进行了详细的设计,通过各种控制方案实现了最终控制目标。苯循环使用,甲苯作为副产品;在乙苯塔塔顶蒸出乙苯,送成品贮罐,塔底馏分进入多乙苯塔;多乙苯塔塔顶蒸出二乙苯,送入烷基化反应器。乙苯装置 控制系统,近年来主要根据苯烷基化法的主要方法生产乙苯。 关键词:乙苯;烃化反应;过程控制 I Design of Ethylbenzene Unit Control System Abstract Along with the continuous development of the petrochemical industry, manufacturing technology has been steadily progressing ethylbenzene. Ethylbenzene is an important oil-processing chemicals. Ethylbenzene unit is also important to an oil processing process. Ethylbenzene process device by controlling the main characteristics of the alkylation conditions,the catalyst into the reaction system consists of two-phase single-phase, Thereby increasing the yield of ethylbenzene, reducing the amount of aluminum chloride catalyst to simplify the process, saving production costs; Part of the tail gas to enhance recovery of hydrogen chloride, which reduces pollution and increases economic efficiency. In this paper, ethylbenzene process, ethylbenzene process for the detailed design. This article introduces the principle and ethylbenzene unit development status of the refining process for all process were studied. Design a complete set of ethylbenzene plant control system, In the design of each part of the detailed design and optimization, Using a single-loop control, cascade control, feed forward control, variable ratio control and closed loop control, dual control scheme,And under control needs, environmental requirements, technical characteristics, advantages and disadvantages of such instruments to determine a variety of instruments and control valve models. The process is simple, large capacity. As conditions eased, the use of materials and pressure levels required can be lower, operation of hydrogen to oil ratio is also small, not using cycle gas, Therefore, II low energy consumption, low unit operating costs, making rational design. This control process for the ethylbenzene unit carried out a detailed design, through various control programs aim to achieve the ultimate control. In benzene, toluene tower separation of benzene and toluene. The benzene recycling use, toluene as a by-product; in ethylbenzene tower distillation ethylbenzene, send the finished product storage tank, bottoms fraction into the ethylbenzene tower; multi ethylbenzene tower distillation two ethylbenzene alkylation reactor, into the. Ethylbenzene unit control system, in recent years mainly based on benzene alkylation method is the main method for ethylbenzene production. Keywords: ethylbenzene; alkylation; process control III 目录 摘 要 .......................................................................................................................... I Abstract........................................................................................................................ II 1. 前 言 ..................................................................................................................... 1 1.1 乙苯工艺的发展概况 ......................................................................................... 1 1.2 乙苯工艺存在的问题 ......................................................................................... 1 1.3 乙苯工艺未来的发展趋势 ................................................................................. 2 2. 烷基化制乙苯的生产原理及设备介绍 ................................................................... 4 2.1 乙苯的主要性质及用途 ..................................................................................... 4 2.2 乙苯生产方法评述和选择 ................................................................................. 4 2.2.1 苯的烷基化生产乙苯................................................................................... 4 2.2.2 乙苯的烷基化工业生产方法 ....................................................................... 5 2.3 乙苯装置生产原理 ............................................................................................. 7 2.3.1 催化干气预处理部分生产原理 ................................................................... 7 2.3.2 烃化及反烃化部分生产原理 ....................................................................... 8 2.3.3 分离部分生产原理 .................................................................................... 11 2.3.4 热载体部分生产原理................................................................................. 14 2.3.5 热水和冷冻水部分生产原理 ..................................................................... 14 2.4 反应条件的影响............................................................................................... 14 2.5 气相烷基化生产乙苯的工艺流程 .................................................................... 16 2.6 气相烷基化生产乙苯的设备介绍 .................................................................... 17 IV 2.6.1 加热炉 ........................................................................................................ 17 2.6.2 反应器 ........................................................................................................ 18 2.6.3 换热器 ........................................................................................................ 20 2.6.4 塔 ............................................................................................................... 25 2.6.5 泵 ............................................................................................................... 26 3. 控制方案设计及论证 ............................................................................................ 28 3.1 控制系统的概述............................................................................................... 28 3.2 设计系统应遵循的原则 ................................................................................... 29 3.3 控制方案图 ...................................................................................................... 30 3.4 控制系统方案的设计 ....................................................................................... 31 3.4.1 加热炉的控制 ............................................................................................ 31 3.4.2 反应器的控制 ............................................................................................ 41 3.4.3 换热器的控制 ............................................................................................ 42 3.5苯回收塔的控制 ............................................................................................... 45 4. 主要仪表及选型 .................................................................................................... 46 4.1 控制系统液位测量仪表 ................................................................................... 46 4.2 控制系统压力测量仪表 ................................................................................... 48 4.3 控制系统温度测量仪表 ................................................................................... 50 4.4 控制系统流量测量仪表 ................................................................................... 52 4.5 控制系统调节阀的选择 ................................................................................... 53 4.6 DCS的选择 ...................................................................................................... 55 V 5. 总结 ....................................................................................................................... 58 参考文献 .................................................................................................................... 59 谢 辞 ........................................................................................................................ 60 VI 1. 前 言 1.1 乙苯工艺的发展概况 随着我国石油化工行业的不断发展,制乙苯的技术也在不断进步。乙苯是石油加工重要的化工原料。乙苯装置也是石油加工重要的一道工序。它担负着制造乙苯的任务。乙苯是无色透明的液体,易燃。易被氧化,氧化产物随氧化剂的强弱及反应条件的不同而异。乙苯是生产苯乙烯的原料,我国日前采用苯和乙烯的烷基化反应生产乙苯:近年来,我国对乙苯,苯乙烯需求量增长迅速,供求矛盾突出。世界上 90%以上的乙苯是由苯和乙烯烷基化生产制得,其余是由芳烃生产过程的C8芳烃分离得到.苯和乙烯烷基化是在酸性催化剂存在下进行,其生产工艺多种多样.若以所用催化剂分类,可分为三氯化铝(AlCl)法,BF—AlO法和固体酸法等;若以3323 反应状态分类,可分为液相法和气相法两种。液相三氯化铝法又可分为传统的两相烷基化工艺和单相高温烷基工艺。此次课题着重于烷基化生产乙苯的方法。目前,烷基化催化剂和烷基转移催化剂已于2005年11月成功应用于中国石化茂名石化等公司引进的乙苯生产装置。 乙苯装置的工艺流程主要特点是通过控制烷基化反应条件,使催化剂反应系统由两相变为单相(均相),从而提高了乙苯收率,减少了三氯化铝催化剂用量,简化了流程,节省了生产费用;由于提高了烷基化反应温度(180?),使反应热得到回收和利用;加强回收尾气中的部分氯化氢,既减少了污染,又提高了经济效益。 1.2 乙苯工艺存在的问题 我国乙苯/苯乙烯生产技术与国外水平相比存在明显的差距。(1)生产装置规模小。国内目前单线最大生产能力为120kt/a,国外则为600kt/a以上,一般规模平均 1 在200kt/a以上。生产装置规模小,导致能量综合利用率低,产品成本高,缺乏市场竞争力。(2)生产装置的物耗和能耗都未达到原设计值。我国从国外引进装置的设计值为每吨苯乙烯耗苯0.783,0.785t耗乙烯0.284,0.286t,但实际的生产运行都超过此设计值,能耗差距则更大。(3)装置运行周期短。国内装置运行周期为一年左右,而国外由于采用了性能稳定的新型催化剂和优化控制技术等,装置的运行周期一般达2,3年。 1.3 乙苯工艺未来的发展趋势 Mobil公司正在大力开发高活性、高选择性的烷基化MCM-22分子筛催化剂。该分子筛属于中孔范畴,由两个独立的非交叉孔道组成,其中一道是正弦型孔道,另一孔道由12元环组成。MCM-22晶体呈薄片状,具有良好的结构稳定性。催化剂的使用周期为2年以上,并可再生,对环境无污染。烷基转移反应采用活性和选择性非常高的TRA-1催化剂,这是ZSM-5的一种改性物。烷基转移化和分馏工艺的设计与其第三代气相法工艺相同。 F公司近期推出的专利是将Ω形分子筛应用于液相烷基化反应。Ω形分子筛用水热法合成经离子交换改性,加入20%的氧化铝为粘结剂,挤条成型,苯与乙烯的摩尔比可达到5,但多乙苯生成量大,目前尚未有工业化报道。 UOP公司开发了新型的EBZ-600分子筛催化剂,即将取代原有的催化剂。该催化剂具有苯乙烯摩尔比低,乙烯空速高,催化剂用量少等特点,多乙苯和乙苯齐聚物生成量少,可减轻烷基转移反应的负荷,催化剂的再生周期为2年,寿命可达8年。UOP公司也在研究采用β分子筛替代原有的Y型分子筛,作为催化剂活性组份的载体。 2 在工艺技术的开发方面,由于分子筛液相法具有催化剂寿命长,产品中副产二甲苯含量少,反应温度比气相法低等优点,预计在今后数十年内,分子筛液相烷基化技术将成为主导方法。Mobil/Badger和UOP都先后推出了液相烷基化法工艺。对反应器和催化剂均进行了改进和更新。 3 2. 烷基化制乙苯的生产原理及设备介绍 2.1 乙苯的主要性质及用途 乙苯是无色液体,具有芳香气味,可溶于乙醇、苯、四氯化碳和乙醚,几乎不容于水,易燃易爆,对皮肤、眼睛、粘膜有刺激性,在空气中最大允许浓度为100PPM。乙苯侧链易被氧化,氧化产物随氧化剂的强弱及反应条件的不同而异。在强氧化剂(如高锰酸钾)或催化剂下,用空气或氧气氧化,生成苯甲酸;若用缓和氧化剂或 温和的反应条件氧化,则生成苯乙酮。 乙苯是一个重要的中间体,主要用来生产苯乙烯,其次用作溶剂、稀释剂以及用于生产二乙苯、苯乙酮等;同时它又是制药工业的主要原料。 2.2 乙苯生产方法评述和选择 乙苯的工业生产在世界上有很多方但由于资源限制,经济价格昂贵(催化剂)或技术上的落后等原因。目前,我国大都采用两类中几种方法来生产乙苯。一类是从石油裂解所得的裂解汽油及铂重整产物中所含的C馏分中分离制得;另一类是9 采用苯和乙烯为原料的烷基化生产。 2.2.1 苯的烷基化生产乙苯 芳烃的烷基化法是指在芳烃分子中,苯环上的一个氢或几个氢被烷基取代而生成烷基苯的反应,烷基化的主要目的是用来制取乙苯,异丙苯和十二烷基苯等重要的有机化工原料。 在烷基化反应中,用于提供烷基的物质称为烷基化剂,一般采用的有烯烃,如:乙烯、丙烯、十二碳烯等。有时也可用卤代烃、醇、醚等作烷基化剂。 由于所用的烷基化剂的不同,烷基化方法也不同,其中最常用、最重要的方法 4 使用烯烃作为烷基化剂以生产各种重要的烷基苯的过程,其反应通式为: CH+CH?CHR (R=CH) 66n2n65n2n+1 在反应过程中,除得到所需的烷基苯外,还生成一些多烷基苯副产物; CH+2CH?CHR CH+3CH?CHR66n2n642 66n2n633 甚至生成四烷基苯、五烷基苯以及少量的稠环化合物。 苯烷基化法生产乙苯就是采用苯为原料,乙烯为烷基化剂的生产方法,该法在具体生产过程中由于采用的催化剂不同,又可分为以下几种方法: 2.2.2 乙苯的烷基化工业生产方法 (一)液相烷基化法 二十世纪五十年代开始使用以AlCl为催化剂的工艺技术生产乙苯,开发有传3 统的AlCl法和均相AlCl法。传统的工艺简单,操作条件缓和,乙烯转化率高,乙33 苯纯度高,但设备腐蚀和污染严重。均相法所用催化剂为溶解于反应液中的AlCl3络合物,形成均相体系,提高了乙苯转化率,节省了催化剂用量。20世纪80年代末由Lummus,Ucocal和Uop三家公司联合开发出Y型分子筛液相法,又称为L/U/U工艺。Y型分子筛具有三维大孔通道,使用寿命长,该工艺反应温度易于控制,投资费用低,而且乙苯的选择性高,产品中二甲苯等杂质含量少。下面讨论液相烷基化过程。 烷基化反应是一放热可逆反应,使用AlCl催化剂时首先在氯化氢存在下,让3 AlCl与乙烯发生反应: 3 2AlCl+HCl+CH=CH?AlClRCl(其中R=CH) 3222625 然后与苯生成三元络合物: 5 AlClRCl+CH?AlCl?CHR.HCl 26662665 在三元络合物的作用下,烷基化反应按下式进行: AlCl?CHR?HCl+CH= CH?AlCl?CHR?HCl 2666.2226642. AlCl?CHR?HCl+CH= CH?AlCl?CHR?HCl 26642222666.3 这些络合物再与苯起复分解反应生成乙苯或多乙苯: AlCl?CHR?HCl+CH?AlCl?CHR?HCl+ CHR 26642.662665.65 AlCl?CHR?HCl+CH?AlCl?CHR?HCl+ CHR26633662665642. 络合物还可以与反应产物起复分解反应,从而产生脱烷基化过程: AlCl?CHR?HCl+ CHR?AlCl?CHR?HCl+ CHR 2663642266565 (二)气相烷基化法 气相烷基化是使气态的苯和乙烯在高温高压下通过ZSM型分子筛催化剂进行反应。在气相烷基化过程中,为防止多乙苯的生成,必须把苯和乙烯的摩尔比控制在1:0.2。这样可以提高乙苯对乙烯的产率,但增加了循环苯量。由于ZSM-5型分子筛的孔径和苯分子尺寸相似,只有在分子筛骨架原子热震动使孔径增大的情况下,苯才能进入分子筛的孔道,这就要求反应在较高温度下进行。由于孔道的限制,反应生成的多乙苯难以由孔道扩散,而在孔道中进行烷基转移或脱烷基反应生成乙苯或者其他分子尺寸小的物质才能从孔内移出。从而提高烷基化中生成乙苯的量。 +在H催化下进行的烷基反应机理为: H H H ++ C=C +H?H—C—C H H H 6 +生成的碳正离子加成到苯环上去形成б络合物,该络合物脱去一个H生成稳定的烷基芳烃。 ++碳正离子加成到苯环上形成б络合物,然后该络合物脱去H,H取代BF,形3 成稳定的烷基芳烃。 ZSM-5型分子筛催化剂的典型操作条件为370,425?,压力1.37,2.74MPa, -1质量空速3,5kg乙烯.(kg催化剂.h)。该法的优点是使用ZSM型催化剂无污染、无腐蚀,乙苯收率达98%,能耗低,催化剂寿命达两年以上,价格便宜,每千克乙苯耗用的催化剂较传统的液相三氯化铝催化剂价廉10-20倍,装置不需特殊合金设备和管线,投资以及生产成本均较低等,但操作温度高,ZSM型催化剂表面易结焦, [1]须频繁再生,乙苯产品中二甲苯的含量偏高。 2.3 乙苯装置生产原理 2.3.1 催化干气预处理部分生产原理 乙苯烃化催化剂最怕碱性物质,会造成催化剂失活。而催化干气多采用乙醇胺等碱性物质脱硫技术脱除硫化氢,因此为了防止碱性物质进入烃化反应系统,催化干气首先要经过水洗。干气中的丙烯会与苯生成丙苯,同时会增加甲苯的生成量,造成苯耗上升增加产品成本,所以需要通过吸收的办法尽可能降低干气中丙烯的含 量。 工艺流程叙述: 催化干气进装置后进入催化干气水洗罐。该罐具有两个作用,其一是将催化干气进装置时携带的液体除去,另一作用是用水将携带的MEA除去。罐内设填料一段,罐底设水洗循环泵,水洗用水循环使用。 7 从催化干气水洗罐顶部出来的气体依次进入催化干气换热器、催化干气过冷器与丙烯吸收塔塔顶出来的低温催化干气、冷冻水换热,温度降至15?,从底部进入丙烯吸收塔。吸收剂从丙烯吸收塔顶部进入与催化干气逆向接触,将催化干气中的丙烯绝大部分除去,从丙烯吸收塔顶部出来的催化干气进入催化干气换热器与进塔的催化干气换热回收部分冷量后去反应部分。吸收了丙烯的吸收剂从塔底出来进入贫液,富液换热器与贫液换热后进入解吸塔。 解吸塔进料进入解吸塔后,塔顶汽相进入解吸塔顶蒸汽发生器冷凝冷却,然后进入解吸塔回流罐,冷凝下来的液体用解吸塔回流泵送至解吸塔顶部,未冷凝的气体从解吸塔回流罐顶部出来后依次进入解吸塔顶冷却器解吸塔顶气过冷器进一步冷凝冷却,然后进入解吸塔顶分液罐进行气液分离,冷凝下来的液体用解吸塔顶凝液泵送入解吸塔回流罐,未冷凝的气体出装置。解吸塔塔底物料用吸收剂循环泵加压后依次通过贫液,富液换热器、贫液过冷器冷却,返回丙烯吸收塔塔顶循环使用。解吸塔蒸汽发生器产0.21Mpa蒸汽,解吸塔底重沸器热源为热载体。 2.3.2 烃化及反烃化部分生产原理 生成乙苯: CH+CH=CHCH 24666525 在沸石催化剂上存在Lewis酸中心,可以吸附干气中的乙烯分子,生成正碳离子,再与苯进行加成反应生成乙苯。这一反应是可逆反应,但是在反应条件下,正向反应(烃化)比逆反应(反烃化)更有利。烃化反应是放热反应。反应热?H=-106.2KJ/ mol。生成多乙苯:乙苯可以进一步烷基化生成二乙苯、三乙苯等。如:CHCH+CH=CH(CH)(有邻、间、对三种异构体)多乙苯反烃化: 65252464252 在反烃化反应器中,在沸石催化剂上同样存在Lewis酸中心,吸附多乙苯分子 8 生成正碳离子,发生烷基转移反应生成乙苯,并达到稳态浓度。 CH(CH)+CH=2CHCH 64252666525 生成丙苯和丁苯: 干气中除含10~30(V)%的乙烯外,还含有少量的丙烯和丁烯,在烃化催化剂上,同样发生烷基化反应,生成同相应组分呈平衡的丙苯(异丙苯和正丙苯)和丁苯(4个异构体:正丁苯、异丁苯仲丁苯和叔丁基苯), CH+CH=CHCH 36666537 CH+CH=CHCH 48666549 生成甲苯: 甲苯可以由非芳烃、乙苯和二甲苯生成的,且主要是由丙苯和丁苯之类较高级烷基苯生成的甲苯在反应器中不易通过脱烷基方法除去。 生成二甲苯: 在Lewis酸中心作用下,在反应温度下,乙苯能够异构化生成二甲苯,三个二甲苯异构体之间很容易进行异构化,在反应器流出物中它们接近热力学平衡。生成多烷基苯: 在烷基化反应器中,烷基苯也可能进一步烷基化生成相应的多烷基苯,如通过下列反应生成同甲苯呈平衡的甲乙苯,CHCH+CH?CHCHCH6532464325CHCH+CHCH?CHCHCH+CH其它一些烷基苯也可能进一步烷基化生65365256432566 成相应的多烷基苯,如乙基异丙苯。二丙苯,乙基二甲苯等。脂肪烃和芳烃的异构化作用都是很容易进行的反应,因此,它们的异构体(如对/间/邻乙基甲苯等)在反应器流出物中是接近热力学平衡的。生成轻组分:这些副产物包括H、CO、22 9 CH、CH、N,以及C、C、C烯烃和石蜡烃。进料原料中杂质是轻组分的主要2642345 来源,除此之外,烯烃聚合生成小于C8之类的烃类。N[CH]?[CH] n2nn2nn生成多环化合物: 多环化合物主要是二苯基乙烷和二苯基甲烷(联苯和1.1—二苯基甲烷)和它们的衍生物,被称做重组分或高沸物,二苯基甲烷主要是由较高级的烷基苯(丙苯、丁苯等)和苯反应生成的。例如:CHCH+CH?CHCHCH+CH6537666526526 生成二苯基乙烷将更直接,基本上是通过下列烷基化反应进行的:CHCH+CH?CHCHCH多环化合物作为多乙苯塔釜液从工艺过程除去。 652366652465 工艺流程叙述:反应部分分为烃化反应和反烃化反应。 脱除丙烯后的催化干气分四路进入烃化反应器。从分离部分来的循环苯分作两路。其中一路与新鲜苯换热,然后与反应产物换热,最后经循环苯加热炉加热至340,360?后,进入烃化反应器顶部。烃化反应器操作条件为:温度320,340?,压力0.8MPa(G),苯:乙烯分子比6,7,乙烯重量空速为0.4,0.5h-1。从烃化反应器出来反应产物首先进入反应产物,循环苯换热器(二),再进入反应产物,循环苯换热器(一)与烃化反应用循环苯换热。从分离部分来循环苯进入循环苯罐后,用循环苯泵抽出后分为两路,一路为烃化反应用苯,另一路为反烃化用苯。烃化反应用循环苯先依次通过新鲜苯,循环苯换热器与新鲜苯换热,然后经反应产物,循环苯换热器(二)、反应产物,循环苯换热器(一)换热并汽化至250?,进入循环苯加热炉。反应产物被冷却至159?,然后进入反应产物,苯塔进料换热器与苯塔进料换热被冷却至127?,换热后被冷凝下来的液体用反应产物中间凝液泵抽出,与换热后的苯塔进料混合进入分离部分,未冷凝的气体再经反应产物冷凝冷却器用 10 循环水冷却至40?,被冷凝下来的液体,自流至分离部分的烃化尾气吸收塔底部,未冷凝的气体最后进入反应产物冷却器用冷冻水冷凝冷却至15?,最后自流至分离部分的尾气吸收塔底部。烃化反应器设两台,一开一备。从分离部分来的反烃化料与从分离部分来的反烃化用苯进入反烃化反应进料罐,混合后用反烃化反应进料泵升压至4.0MPaG,然后进入反烃化反应进料加热器用热载体加热至反应所需温度,最后进入反烃化反应器底部,反烃化反应器操作条件为:温度260?,压力 -13.9MPaG,苯:反烃化料重量比6,8,反烃化料重量空速1,1.5h。从反烃化反应器顶部出来的反烃化反应产物降压后进入分离部分的循环苯塔。反烃化反应器设一台。烃化催化剂、反烃化催化剂均采用器外再生。烃化催化剂、反烃化催化剂在开工前需要进行活化,活化介质为氮气或净化压缩空气,采用电加热器加热氮气或净 [3]化压缩空气。 2.3.3 分离部分生产原理 自反应部分来的烃化产物是苯、乙苯、多乙苯、丙苯、非芳等组成的混合物。尾气吸收塔用多乙苯作为吸收剂吸收掉烃化尾气中的重组分,轻组分送出装置。吸收塔底的重组分与反烃化产物进入循环苯塔,将其中的苯回收,返回到烃化反应器和反烃化反应器。非芳塔的作用是从循环苯中的脱除轻非芳烃和低沸点化合物,以防积累,同时回收不凝气中的苯,降低苯耗。乙苯精馏塔的主要任务就是使乙苯产品达到苯乙烯装置所要求的工艺指标,乙苯产品的质量将决定苯乙烯的质量,特别是其中二乙苯的含量不能超过10pm(wt),以防止在苯乙烯单元中形成难溶的聚合物。为了减少苯乙烯中α,甲基苯乙烯的含量,设置丙苯塔,以脱除丙苯的同系物。多乙苯塔将反应产物中的二乙苯、三乙苯回收,送到反烃化反应器,与苯反应生成 11 乙苯。为了充分地回收热量,在循环苯塔、乙苯精馏塔、丙苯塔顶设置蒸汽发生器,产生0.21MPa蒸汽。 工艺流程叙述: 自反应产物过冷器来的反应产物进入尾气吸收塔底部,在0.575Mpa(G)压力下闪蒸,闪蒸汽相与自上而下的吸收剂逆向接触,将汽相中绝大部分苯及重组分吸收下来后,尾气自塔顶出装置。闪蒸液相、吸收剂及吸收下来的苯等重组分、反应产物冷凝冷却器壳侧凝液等液体混合后,自塔底经吸收塔底泵压送至反应产物,苯塔进料换热器,加热至127?后,与该换热器壳侧凝液混合后进入循环苯塔。 循环苯塔共有三股进料,一股是从反应产物,苯塔进料换热器过来的物料,一股是反烃化反应产物,一股是新鲜苯。三股物料在不同位置进入循环苯塔后,苯及不凝气从塔顶蒸出进入循环苯塔顶蒸汽发生器和循环苯塔顶后冷器冷凝冷却后进入循环苯塔回流罐凝液全部经由循环苯塔回流泵打入塔顶作为回流,未冷凝的气体从循环苯塔回流罐罐顶出来后进入脱非芳塔作为脱非芳塔进料。循环苯塔侧线抽出循环苯,用循环苯塔侧线抽出泵送至循环苯罐供反应部分用苯。塔底物料自压至乙苯精馏塔。循环苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPaG蒸汽,循环苯塔顶后冷器产120?热水,循环苯塔重沸器热源为3.5MPaG蒸汽。 脱非芳塔进料从底部进入脱非芳塔,脱非芳塔塔顶气体经脱非芳塔顶冷凝冷却器和脱非芳塔顶后冷器冷凝冷却,然后进入脱非芳塔回流罐进行气液分离,不凝气从脱非芳塔回流罐顶出来进入燃料气分液罐,液体用脱非芳塔回流泵送至脱非芳塔顶部作为脱非芳塔回流。脱非芳塔塔底物流用脱非芳塔底泵送至循环苯塔或循环苯罐。脱非芳塔内置重沸器热源采用1.0MPaG蒸汽。 12 乙苯精馏塔进料进入乙苯精馏塔后,乙苯从塔顶蒸出,进入乙苯精馏塔顶蒸汽发生器冷凝,冷凝液进入乙苯精馏塔回流罐,经乙苯精馏塔回流泵加压后,一部分打入塔顶作为回流,另一部分经乙苯产品冷却器冷却至40?后送至乙苯产品罐,然后用乙苯产品泵送出装置,合格乙苯送至罐区乙苯罐,不合格乙苯送至罐区不合格乙苯罐。塔底物料经乙苯精馏塔底泵加压后分为两路:一路作为丙苯塔进料送至丙苯塔,另一路作为尾气吸收塔的循环吸收剂依次经循环吸收剂,反烃化料换热器、循环吸收剂冷却器、循环吸收剂过冷器冷却至15?进入尾气吸收塔塔顶。乙苯精馏塔塔顶蒸汽发生器产0.21MPaG蒸汽,乙苯精馏塔底重沸器的热源为3.5MPaG蒸汽。 丙苯塔进料进入丙苯塔,丙苯从塔顶蒸出,进入丙苯塔顶蒸汽发生器冷凝,冷凝液进入丙苯塔回流罐,然后经丙苯塔回流泵加压后分为两路,一部分打入塔顶作为回流,另一部分由丙苯冷却器冷却至40?后,送入丙苯罐。由于丙苯量很小,生产过程中丙苯馏分送出为间歇操作。塔底物料经丙苯塔底泵送入多乙苯塔。丙苯塔顶蒸汽发生器产0.21MPaG蒸汽,丙苯塔重沸器热源为3.5MPaG蒸汽。 多乙苯塔进料进入多乙苯塔后,二乙苯、三乙苯等组分从塔顶蒸出,进入多乙苯塔顶冷凝器冷凝,冷凝液进入多乙苯塔回流罐,一部分经多乙苯塔回流泵打入塔顶作为回流,另一部分经反烃化料泵送入反应部分。塔底物料经多乙苯塔底泵送至高沸物冷却器冷却至40?后,送入高沸物罐。由于高沸物量很少,生产过程中高沸物送出为间歇操作。多乙苯塔顶冷凝器产热水,多乙苯塔重沸器热源为热载体。多乙苯塔为减压操作,从外部漏入系统的空气等不凝气,经多乙苯塔回流罐顶部冷却器冷却后,由液环式真空泵抽出排入大气。 丙苯罐内丙苯馏分由丙苯泵间断送出装置,约4天一次。高沸物罐内高沸物有 13 [3]高沸物泵送出装置,约6天一次。 2.3.4 热载体部分生产原理 热载体即导热油,通过热载体加热炉加热后为丙烯解吸塔、反烃化反应器、多乙苯塔提供热源。热载体可以循环利用。 工艺流程叙述: 热载体进装置后送至热载体罐,由热载体注入泵送入热载体循环系统。热载体经热载体泵加压后送入热载体加热炉加热到305?。分两路送至解吸塔重沸器、反烃化反应进料加热器作热源。从解吸塔重沸器出来的热载体进入多乙苯塔底重沸器作为热源。从反烃化反应进料加热器、多乙苯塔底重沸器出来的热载体混合返回热载体泵。热载体循使用。热载体加热炉为盘管式定型设备。停工或检修时热载体用 [3]热载体开停工冷却器冷却、氮气压送至热载体罐。 2.3.5 热水和冷冻水部分生产原理 冷冻水从溴化锂制冷机出来,用冷冻水泵加压送至催化干气过冷器、贫液过冷器、解吸塔顶气过冷器、反应产物过冷器、脱非芳塔顶后冷器、循环吸收剂过冷器以及苯乙烯装置,换热后返回溴化锂制冷机。溴化锂制冷机制冷采用热水制冷。 热水用热水泵加压送至循环苯塔顶后冷器、多乙苯塔顶冷凝器两台换热器换热,然后去溴化锂制冷机制冷。剩余热量通过热水冷却器用循环水冷却。溴化锂制 [3]冷机为两台并联操作。 2.4 反应条件的影响 由反应动力学知,温度升高,可增加烷基化反应速率,从热力学角度来看,烷基化反应是放热反应,主反应式的平衡常数和温度的关系为: 14 lgK=5460/T-6.56 p 可以看出过高温度不利于平衡,会降低平衡产率。令外温度对催化剂影响极大,对传统AlCl法来说,催化剂温度达到120?时就开始树脂化,并很快失去活性。3 对AlCl均相反应或者Y型分子筛为催化剂的乙苯生产的烷基化反应温度一般控制3 在140~270?。具体温度应根据乙烯浓度而定,乙烯浓度高,则温度可偏于低限;反之,则温度可接近上限。对分子筛气相法而言,反应温度主要为了满足催化剂的催化活性和使用寿命的需要,一般控制为380~420?,过高的温度会导致副产物增、 催化剂表面结碳而失活。 对苯和乙烯的液相烷基化反应来说,压力增加可以提高乙烯的溶解速率,但不利于生成乙苯。因为本反应为分子数目减少的反应,其平衡常数Kp较大,足以抵消压力的影响。对传统AlCl法,反应温度在80-100?范围内,常压下,乙烯实际3 上已可完全转化。故用浓乙烯反应时,通常在常压下进行。对均相AlCl法,反应3温度为160~180?,相应的压力为0.7~0.9MPa。对Y型分子筛法,反应温度为245~270?,压力为1.2~2.6MPa,以保证一定的反应速率。 反应产物的平衡组织只与反应混合物中烷基与苯核数有关,而与原料烃的烷基分配情况无关。 很多杂质对烷基化反应影响较大。如水量过多,与三氯化铝作用后增加催化剂的消耗和加重设备腐蚀。另外对氧、一氧化乙炔、氯化铁和其他烯烃均应严格控制,因为氧能使苯氧化并在三氯化铝作用下聚合成树脂状物质堵塞管道;一氧化碳能使催化剂中毒;乙炔与其他烯烃的存在会与苯作用生成的物质使络合物变得更加粘稠,导致催化剂失活,影响乙苯的质量;催化剂中氯化铁会进行水合,也可使催化 15 -1剂更为粘稠,成为胶状,减小催化剂活性。一般要求原料中水含量小于30mg?L;苯的沸点范围为79~80.5?,1?内蒸出量大于95%,无残渣;乙烯纯度应大于90%, [1]-3 其中丙烯、丁烯含量小于1%,硫化氢含量小于5mg?m,乙炔含量小于0.5%。 2.5 气相烷基化生产乙苯的工艺流程 ZSM-5分子筛气相法于20世纪80年代投产,是目前应用最广泛的乙苯生产工艺,世界上采用分子筛气相烷基化工艺生产的乙苯占总产量的50%以上。 尾气 3乙苯成品乙烯 45678 2 焦油 13甲苯回收苯 燃料新鲜苯 二乙苯 图2.1 气相烷基化制乙苯工艺流程图 1-加热炉;2-反应器;3-换热器;4-初馏塔;5-苯回收塔;6-苯、甲苯塔;7-乙苯塔;8-多乙苯塔 如图2.1所示,新鲜苯和回收苯换热后进入加热炉,汽化并预热至400~420?,与原料乙烯混和后进入烷基化反应器各催化剂床层上方。操作条件为:温度370~425?,压力为1.37~2.74MPa,n(苯):n(乙烯)=6.5~7.0,乙烯质量空速(2.1~3.0)h-1。多乙苯塔分离出来的多乙苯与循环苯混合并在加热炉加热汽化后,通过烷基化 16 反应器催化剂层,进行烷基转移反应。从烷基化反应器底部出来的烃化液与原料苯进行热交换后进入初馏塔,蒸出的轻组分及少量苯,经换热后至尾气排出系统作燃料。初馏塔塔釜物料进入苯回收塔,塔顶蒸出苯和甲苯进入苯、甲苯塔;塔釜物料进入乙苯塔。在苯、甲苯塔中分离出苯和甲苯。苯循环使用,甲苯作为副产品;在乙苯塔塔顶蒸出乙苯,送成品贮罐,塔底馏分进入多乙苯塔;多乙苯塔塔顶蒸出二乙苯,送入烷基化反应器。 该法无腐蚀、无污染,反应器可用低鉻合金钢制造,装置投资费用低,使用寿命长。尾气及蒸馏残渣可作燃料;乙苯收率高,用ZSM-5型催化剂可达到98%。能耗低,烷基化反应温度高有利于热量的回收,催化剂价廉,寿命两年以上。但该 [1]法催化剂表面易结焦、催化剂活性下降快、需频繁进行烧焦再生。 2.6 气相烷基化生产乙苯的设备介绍 2.6.1 加热炉 加热炉是将物料或工件加热的设备。按热源划分有燃料加热炉、电阻加热炉、感应加热炉、微波加热炉等。应用遍及石油、化工、冶金、机械、热处理、表面处理、建材、电子、材料、轻工、日化、制药等诸多行业领域。 加热炉是传热设备的一种,同样具有热量传递过程。热量通过金属管壁传给工艺介质,因此他们同样符合导热与对流传热的基本规律。但加热炉属于火力加热设备,首先由燃料的燃烧产生炽热的火焰和高温的气流,主要通过辐射传热将热量传给管壁,然后由管壁传给工艺介质,工艺介质在辐射室获得的热量约占总热负荷的70%-80%,而在对流段获得的热量约占热负荷的20-30%。因此加热炉的传热过程比 较复杂。 17 加热炉的对象特性一般基于定性 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 和实验测试获得。从定性角度出发,可以看出其传热过程为:炉膛炽热火焰辐射给炉管,经热传导对流传热给工艺介质。所以 [6]与一般传热对象一样,具有较大的时间常数和纯滞后时间。 2.6.2 反应器 用于实现液相单相反应过程和液液、气液、液固、气液固等多相反应过程。器内常设有搅拌(机械搅拌、气流搅拌等)装置。在高径比较大时,可用多层搅拌桨叶。在反应过程中物料需加热或冷却时,可在反应器壁处设置夹套,或在器内设置换热面,也可通过外循环进行换热。 反应器的应用始于古代,制造陶器的窑炉就是一种原始的反应器。近代工业中的反应器形式多样,例如:冶金工业中的高炉和转炉;生物工程中的发酵罐以及各种燃烧器,都是不同形式的反应器。 常用反应器的类型有:?管式反应器。由长径比较大的空管或填充管构成,可用于实现气相反应和液相反应。?釜式反应器。由长径比较小的圆筒形容器构成,常装有机械搅拌或气流搅拌装置,可用液相单相反应过程和液液相、气液相、气液固相等多相反应过程。用于气液相反应过程的称为鼓泡搅拌釜(见鼓泡反应器);用于气液固相反应过程的称为搅拌釜式浆态反应器。?有固体颗粒床层的反应器。气体或(和)液体通过固定的或运动的固体颗粒床层以实现多相反应过程,包括固定床反应器、流化床反应器、移动床反应器、涓流床反应器等。?塔式反应器。用于实现气液相或液液相反应过程的塔式设备,包括填充塔、板式塔、鼓泡塔等(见彩图)。?喷射反应器。利用喷射器进行混合,实现气相或液相单相反应过程和气液相、液液相等多相反应过程的设备。?其他多种非典型反应器。如回转窑、曝气池 18 等。 反应器按操作方式可分为: ?间歇釜式反应器,或称间歇釜。 操作灵活,易于适应不同操作条件和产品品种,适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产。间歇釜的缺点是:需有装料和卸料等辅助操作,产品质量也不易稳定。但有些反应过程,如一些发酵反应和聚合反应,实现连续生产尚有困难,至今还采用间歇釜。 间歇操作反应器系将原料按一定配比一次加入反应器,待反应达到一定要求后,一次卸出物料。连续操作反应器系连续加入原料,连续排出反应产物。当操作达到定态时,反应器内任何位置上物料的组成、温度等状态参数不随时间而变化。半连续操作反应器也称为半间歇操作反应器,介于上述两者之间,通常是将一种反应物一次加入,然后连续加入另一种反应物。反应达到一定要求后,停止操作并卸出物料。 间歇反应器的优点是设备简单,同一设备可用于生产多种产品,尤其适合于医药、染料等工业部门小批量、多品种的生产。另外,间歇反应器中不存在物料的返混,对大多数反应有利。缺点是需要装卸料、清洗等辅助工序,产品质量不易稳定。 ?连续釜式反应器,或称连续釜 可避免间歇釜的缺点,但搅拌作用会造成釜内流体的返混。在搅拌剧烈、液体 釜式反应器 粘度较低或平均停留时间较长的场合,釜内物料流型可视作全混流,反应釜相应地称作全混釜。在要求转化率高或有串联副反应的场合,釜式反应器中的返混现 19 象是不利因素。此时可采用多釜串联反应器,以减小返混的不利影响,并可分釜控制反应条件。 大规模生产应尽可能采用连续反应器。连续反应器的优点是产品质量稳定,易于操作控制。其缺点是连续反应器中都存在程度不同的返混,这对大多数反应皆为不利因素,应通过反应器合理选型和结构设计加以抑制。 ?半连续釜式反应器。 指一种原料一次加入,另一种原料连续加入的反应器,其特性介于间歇釜和连 [4]续釜之间。 2.6.3 换热器 是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备,又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等,应用更加广泛。换热器种类很多,但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即:间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中,间壁式换热器应用最多。 适用于不同介质、不同工况、不同温度、不同压力的换热器,结构型式也不同,换热器的具体分类如下: 一、换热器按传热原理分类 1、表面式换热器 表面式换热器是温度不同的两种流体在被壁面分开的空间里流动,通过壁面的导热和流体在壁表面对流,两种流体之间进行换热。表面式换热器有管壳式、套管式和其他型式的换热器。 20 2、蓄热式换热器 蓄热式换热器通过固体物质构成的蓄热体,把热量从高温流体传递给低温流体,热介质先通过加热固体物质达到一定温度后,冷介质再通过固体物质被加热,使之达到热量传递的目的。蓄热式换热器有旋转式、阀门切换式等。 3、流体连接间接式换热器 流体连接间接式换热器,是把两个表面式换热器由在其中循环的热载体连接起来的换热器,热载体在高温流体换热器和低温流体之间循环,在高温流体接受热量,在低温流体换热器把热量释放给低温流体。 4、直接接触式换热器 直接接触式换热器是两种流体直接接触进行换热的设备,例如,冷水塔、气体冷凝器等。 二、换热器按用途分类 1、加热器 加热器是把流体加热到必要的温度,但加热流体没有发生相的变化。 2、预热器 预热器预先加热流体,为工序操作提供 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 的工艺参数。 3、过热器 过热器用于把流体(工艺气或蒸汽)加热到过热状态。 4、蒸发器 蒸发器用于加热流体,达到沸点以上温度,使其流体蒸发,一般有相的变化。 21 三、按换热器的结构分类 间壁式换热器 夹套式换热器这种换热器是在容器外壁安装夹套制成,结构简单;但其加热面受容器壁面限制,传热系数也不高.为提高传热系数且使釜内液体受热均匀,可在釜内安装搅拌器.当夹套中通入冷却水或无相变的加热剂时,亦可在夹套中设置螺旋隔板或其它增加湍动的措施,以提高夹套一侧的给热系数.为补充传热面的不足,也可在釜内部安装蛇管. 夹套式换热器广泛用于反应过程的加热和冷却。 沉浸式蛇管换热器 这种换热器是将金属管弯绕成各种与容器相适应的形状,并沉浸在容器内的液体中.蛇管换热器的优点是结构简单,能承受高压,可用耐腐蚀材料制造;其缺点是容器内液体湍动程度低,管外给热系数小.为提高传热系数,容器内可安装搅拌器。 喷淋式换热器 这种换热器是将换热管成排地固定在钢架上,热流体在管内流动,冷却水 从上方喷淋装置均匀淋下,故也称喷淋式冷却器.喷淋式换热器的管外是一层湍动程度较高的液膜,管外给热系数较沉浸式增大很多.另外,这种换热器大多放置在空气流通之处,冷却水的蒸发亦带走一部分热量,可起到降低冷却水温度,增大传热推动力的作用.因此,和沉浸式相比,喷淋式换热器的传热效果大有改善。 套管式换热器 套管式换热器是由直径不同的直管制成的同心套管,并由U形弯头连接而成.在这种换热器中,一种流体走管内,另一种流体走环隙,两者皆可得到较高的流速,故传热系数较大.另外,在套管换热器中,两种流体可为纯逆流,对数平均推动力较大。套管换热器结构简单,能承受高压,应用亦方便(可根据需要增减管段数目). 特别是由于套管换热器同时具备传热系数大,传热推动力大及能够承受高压强的优点,在超高压生产过程(例如操作压力为3000大气压的高压聚乙烯生 22 产过程)中所用的换热器几乎全部是套管式。 板式换热器 最典型的间壁式换热器,它在工业上的应用有着悠久的历史,而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。主体结构由换热板片以及板间的胶条组成。长期在市场占据主导地位,但是其体积大,换热效率低,更换胶条价格昂贵(胶条的更换费用大约占整个过程的1/3-1/2).主要应用于液体-液体之间的换热,行业内常称为水水换热,其换热效率在5000w/m2.K。 为提高管外流体给热系数,通常在壳体内安装一定数量的横向折流档板。折流档板不仅可防止流体短路,增加流体速度,还迫使流体按规定路径多次错流通过管束,使湍动程度大为增加。常用的档板有圆缺形和圆盘形两种,前者应用更为广泛.。 目前,由于中国新版GMP的推出,板式换热将逐渐退出食品,饮料,制药等卫生级别高的行业。 管壳式换热器 管壳式(又称列管式) 换热器是管壳式换热器主要有壳体、管束、管板和封头等部分组成,壳体多呈圆形,内部装有平行管束或者螺旋管,管束两端固定于管板上。在管壳换热器内进行换热的两种流体,一种在管内流动,其行程称为管程;一种在管外流动,其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。管子的型号不一,过程一般为直径16mm 20mm或者25mm三个型号,管壁厚度一般为1mm,1.5mm,2mm以及2.5mm。进口换热器,直径最低可以到8mm,壁厚仅为0.6mm。大大提高了换热效率,今年来也在国内市场逐渐推广开来。管壳式换热器,螺旋管束设计,可以最大限度的增加湍流效果,加大换热效率。内部壳层和管层的不对称设计,最大可以达到4.6倍。这种不对称设计,决定其在汽-水换热领域的广泛应用。最大换热效率可以达到14000w/m2.k,大大提高生产效率,节约成本。 23 同时,由于管壳式换热器多为金属结构,随着中国新版GMP的推出,不锈钢316L为主体的换热器,将成为饮料,食品,以及制药行业的必选。 双管板换热器 也称P型换热器,是在管壳式换热器的两头各加一个管板,可以有效防止泄漏造成的污染。现在国产品牌较少,价格昂贵,一般在10万元以上,进口可以到几十万。符合新版GMP规定,虽价格昂贵,但决定其市场广阔。 混合式换热器 混合式热交换器是依靠冷、热流体直接接触而进行传热的,这种传热方式避免了传热间壁及其两侧的污垢热阻,只要流体间的接触情况良好,就有较大的传热速率。故凡允许流体相互混合的场合,都可以采用混合式热交换器,例如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却、汽-水之间的混合加热、蒸汽的冷凝等等。它的应用遍及化工和冶金企业、动力工程、空气调节工程以及其它许多生产部门中。 按照用途的不同,可将混合式热交换器分成以下几种不同的类型: (1)冷却塔(或称冷水塔) (2)气体洗涤塔(或称洗涤塔) (3)喷射式热交换器 (4)混合式冷凝器 蓄热式换热器 蓄热式换热器用于进行蓄热式换热的设备。内装固体填充物,用以贮蓄热量。一般用耐火砖等砌成火格子(有时用金属波形带等)。换热分两个阶段进行。第一阶段,热气体通过火格子,将热量传给火格子而贮蓄起来。第二阶段,冷气体通过火格子,接受火格子所储蓄的热量而被加热。这两个阶段交替进行。通常用两个蓄热器交替使用,即当热气体进入一器时,冷气体进入另一器。常用于冶金工业,如炼钢平炉的蓄热室。也用于化学工业,如煤气炉中的空气预热器或燃烧室,人造石油厂中的蓄热式裂化炉。蓄热式换热器一般用于对介质混合要求比较低的场合。 24 陶瓷换热器 陶瓷换热器是一种新型的列管式高温热能回收装置,主要成份为碳化硅,可以广泛用于冶金、机械、建材、化工等行业,直接回收各种工业窑炉排放的850,1400?高温烟气余热,以获得高温助燃空气或工艺气体。 陶瓷换热器 研制成的这种装置的换热元件材料系一种新型碳化硅工程陶瓷,它具有耐高温和抗热冲击的优异性能,从 1000 ? 风冷至室温,反复50 次以上不出现裂纹;导热系数与不锈钢等同;在氧化性和酸性介质中具有良好的耐蚀性。在结构上成功地解决了热补偿和较好地解决了气体密封问题。该装置传热效率高,节能效果显著,用以预热助燃空气或加热某些过程的工艺气体,可节约一次能源,燃料节约率可达30 %,55%,并可强化工艺过程,显著提高生产能力。 陶瓷换热器的生产工艺与窑具的生产工艺基本相同,导热性与抗氧化性能是材料的主要应用性能。它的原理是把陶瓷换热器放置在烟道出口较近,温度较高的地方,不需要掺冷风及高温保护,当窑炉温度1250-1450?时,烟道出口的温度应是1000-1300?,陶瓷换热器回收余热可达到450-750?,将回收到的的热空气送进窑炉与燃气形成混合气进行燃烧,这样直接降低生产成本,增加经济效益。 陶瓷换热器在金属换热器的使用局限下得到了很好的发展,因为它较好地解决了耐腐蚀,耐高温等课题。它的主要优点是:导热性能好,高温强度高,抗氧化、抗热震性能好。寿命长,维修量小,性能可靠稳定,操作简便。 [5] (1)小浮头易发生内漏;(2)金属材料耗量大,成本高20%;(3)结构复杂 2.6.4 塔 塔设备是实现气液或液液间传质分离的设备,广泛应用于轻化工工厂的蒸馏吸收,解吸,萃取等单元操作。 25 板式塔是在塔内装有一层层的塔板(或称塔盘),气液的体质,传热过程是在每层塔板上进行的。 板式塔德种类很多,最早使用的有泡罩塔和筛板塔及波纹板塔等。浮阀塔具有生产能力大,分离效率高,雾沫夹带少,液面梯度较小,操作弹性大,节约金属及结构较泡罩塔简单等优点。这种塔形是在20世纪50年代发展起来的一种气液传质设备。筛板塔是传质设备中最早出现的塔设备之一,但由于操作性能较差,长期未能获得推广应用,知道20世纪50年代,经过改进,才得以在工业上用作为一种传质设备。它的特点是结构简单,制造方便,成本低(造价约为浮阀塔的80%左右,约为泡罩塔的60%),压降小,处理量大(可比泡罩塔层提高10%,25%),清洗和修理也比较容易。其缺点是必须维持固定的操作条件,要求一定的气速,所以操作范围较小,而且筛孔容易堵塞。因此,它适用于处理清洁物料。泡找塔是板式塔中使用最早的一种典型传质设备,具有气液接触充分保证,操作范围大的特点。但此种塔制造较复杂,具有金属耗用量大,液面落差大,分离效率不够高等缺点。 在塔设备的选型中,一般应注意以下几个方面要求。如生产能力大,有足够弹性;机械性能好,可靠性高;满足工艺要求,操作稳定,效率高;结构简单,制造和维修方便,成本低。 在选型时,要完全满足达到上诉要求是比较困难的,有时甚至相互抵制。为此,必须根据塔设备在工艺流程中的地位和特点,详细对此类塔 [7]在本流程中的作用和要求,尽量做到满足主要方面的条件和要求。 2.6.5 泵 根据作用于液体的原理,泵可以分为两种类型,一种是溶剂式类型,例如往复泵,齿轮泵,螺杆泵,水环泵等。它是利用活塞,齿轮,螺杆水环直径直接挤压流 26 体,以增加流体的静压头,因此,又叫做正位移的流体输送设备;另一种是叶片式类型,例如离心泵,旋涡泵,轴流泵等。它是利用叶片在高速旋转时产生的离心力作用,供给流体功能,然后流体的动能再转变为静压头,因此,也叫做离心式的流体输送设备。 泵也常按泵的使用性能而命名,如水泵,油泵,砂泵,泥浆泵,耐腐蚀泵,冷凝液泵等。泵有时也按结构特点叫做齿轮油泵,螺杆油泵,悬臂式水泵以及立式,卧式泵等。但从作用原理,它们仍属于两大类型中的一种。此外,还有一种喷射泵,其工作原理是,工作流体(如高压蒸汽,高压水等)在经过直径很小的喷嘴时,其静压能大部分转变为动能,产生负压,从而把系统中的流体吸入,被吸入的流体又被高速的工作流体夹带着,很快地排除系统以外。喷射泵的特点是无运动部件,不易损坏,结构简单,操作方便,广泛应用与真空泵系统抽气之用。 几种泵型的选用范围: 24m1) 离心泵:在输送温度下介质粘度不宜大于6.5*10/s,否则会使泵效率降 低很多;流量小,扬程高的不宜选用离心泵,可考虑选用高速离心泵;介质中 溶解或夹带气体量大于5%(体积)时,不宜选用离心泵;要求流量变化大,扬 程变化小者选择用平坦的Q-H曲线离心泵,而要求流量变化小,扬程变化大者 宜选用陡降的Q-H曲线离心泵;在介质中含有固体颗粒在3%以下的,宜选用一 般离心泵,超过3%时要选用特殊结构离心泵。 4210m2) 旋涡泵:在输送温度下介质粘度不大于(0.20,0.35)* /s,温度不 大于100?,流量较小,扬程不高,Q-H曲线要求较陡的,或介质中夹带气体大 于5%(体积)时,可选用旋涡泵;要求自吸时可选用WZ型旋涡泵。 27 2m3) 容积式:在输送温度下介质粘度在0.01/s以下的宜选择容积式泵;粘度在0.3,120Pa?s的可选用3UN型高粘度三螺杆;夹带或溶解气体大于5%(体积)时,可选用容积式泵;流量较小,扬程高的宜选用往复泵;介质润滑性能的不应 [7]选用转子泵,可选应用往复泵。 3. 控制方案设计及论证 3.1 控制系统的概述 28 化工过程是在给定范围内进行的,要求所设计的控制系统能够使过程保持在理想状态下,并且满足设计的约束条件。然而,不理想的过程静态和动态特性会影响控制系统的效果,导致过程无法满足设计要求。因此,在化工过程设计中,需要考虑过程可控性和可靠性。可控性是指维持一个生产流程处于特定状态下的难易程度。可靠性是指过程系统能够满足设计目标,而不受外部干扰和设计参数不确定性影响的程度。显然,在过程设计中如果能尽早预测给定流程满足动态操作性能要求的程度,将有很大的好处。 在概念设计和初步设计阶段,会产生许多可供选择的过程流程,通常人们仅从经济因素出发,在多种设计法案中进行取舍,而很少考虑方案的可控性和可靠性。这样设计出来的生产流程通常难于控制,产品不合规格,能源过量消耗,从而造成企业的损失。 控制系统意味着通过它可以按照所希望的方式保持和改变机器、机构或其他设备内任何感兴趣或可变化的量。控制系统同时是为了使被控制对象达到预定的理想状态而实施的。控制系统使被控制对象趋于某种需要的稳定状态。按控制原理的不同,自动控制系统分为开环控制系统和闭环控制系统。按给定信号分类,自动控制 [8]系统可分为恒值控制系统、随动控制系统和程序控制系统。 3.2 设计系统应遵循的原则 一、统一性原则。按照国家税务总局的出口退税的法规政策,兼顾各地业务处理的特殊性,制定统一的出口退税业务规范。 二、适用性原则。系统提供灵活的设置,保证各地在不违反基本退税流程规范的前提下,适应其手段和操作方法的不同。另外,本系统应是一个不断提高完善的 29 系统,系统要能够进行不断的发展,同时能最大限度地适应未来的业务发展的需要。 三、易用性原则。本系统使用人员范围广,使用人员的计算机水平层次不一,有的基层单位计算机使用水平较低,很多地方缺少计算机专业人员,系统应尽可能的操作简便,维护简单。 四、可靠性原则。由于操作失误出现的故障,重新使用时,系统应有自举功能,一时的设备故障,系统应可进行恢复,不破坏数据的一致性和完整性。 五、安全性原则。系统的用户根据业务的需要,具有不同的安全级别及操作权限,系统要充分发挥操作系统、数据库、应用软件三层安全保证措施,以保证数据的安全性。系统内部重要业务操作均留有痕迹。 六、健壮性原则。本系统接受大量的外部数据,系统应对错误的数据和结构不合理的数据进行识别,拒绝接受错误数据和结构不合理数据。 七、易二次开发、易维护性原则。采用封装技巧,建立稳定的底层工具,核心技术文档随系统发布等手段,使具有基本技术水平的系统维护人员可以在一定程度 [9]上对系统进行较复杂的维护及一般性扩充。 3.3 控制方案图 30 TC尾气3 乙苯成品乙烯 TC45678 TCTC2 焦油 LC13 甲苯回收苯 燃料新鲜苯 二乙苯 图3.1 气相烷基化制乙苯控制方案图 1-加热炉;2-反应器;3-换热器;4-初馏塔;5-苯回收塔;6-苯、甲苯塔;7-乙苯塔;8-多乙苯塔;9-泵3.4 控制系统方案的设计 3.4.1 加热炉的控制 在炼油化工生产中常见的加热炉是管式加热炉。其型式可分为箱式、立式和圆筒炉三类。对于加热炉,工艺介质受热升温或同时进行汽化,其温度的高低会直接影响后一工序的操作工况和产品质量。当炉子温度过高时,会使物料在加热炉内分解,甚至造成结焦而烧坏炉管。加热炉的平稳操作可以延长炉管使用寿命。因此,加热炉出口温度控制必须严加控制。 加热炉是传热设备的一种,同样具有热量传递过程。热量通过金属管壁传给工艺介质,因此他们同样符合导热与对流传热的基本规律。但加热炉属于火力加热设备,首先由燃料的燃烧产生炽热的火焰和高温的气流,主要通过辐射传热将热量传给管壁,然后由管壁传给工艺介质,工艺介质在辐射室获得的热量约占总热负荷的 31 70%~80%,而在对流段获得的热量约占总热负荷的20%~30。因此加热炉的传热过程比较复杂,想从理论上获得对象特性是困难的。 加热炉的对象特性一般基于定性分析和实验测试获得。从定性角度出发,可以看出其传热过程为:炉膛炽热火焰辐射给炉管,经热传导、对流传热给工艺介质。所以与一般传热对象一样,具有较大的时间常数和纯滞后时间。特别是炉膛,它具有较大的热容量,故滞后更为显著,因此加热炉属于一种多容量的调节对象。根据若干实验测试,并做了一些简化后,可以用一阶环节加纯滞后来近式,其时间常数和纯滞后时间与炉膛容量大小及工艺介质停留时间有关。炉膛容量越大,停留时间越长,则时间常数和纯滞后时间大,反之亦然。 一(加热炉的单回路控制方案 加热炉的最主要控制指标往往是工艺介质的出口温度,此温度为控制系统的受控变量,而操纵变量为燃料油或燃料气的流量。对不少加热炉来说,温度控制指标要求相当严格。影响炉口温度的干扰因素包括:工艺介质方面有进料流量、温度、组分,燃料方面有燃料油的压力、成分以及燃料油的雾化情况、空气过量情况、喷 TCPC1 回油 燃料油 雾化蒸汽工艺介质 PC2FC 图3.2 某一燃油加热炉的单回路控制系统 32 嘴的阻力等。在这些干扰因素中有的是可控的,有的是不可控的。为了保证炉出口稳定,对干扰应采取必要的措施。 图3.2为某一燃油加热炉控制系统示意图,其主要控制系统是以炉出口温度为受控变量、燃料油流量为操纵变量组成的单回路控制系统,其他辅助控制如下。 进入加热炉工艺介质流量控制系统,如图中的FC控制系统。 燃料油总压控制,总压控制一般调回油量,如图中的PC1控制系统。 采用燃料油时,还需加入雾化蒸汽,为此设有雾化蒸汽压力系统,以保证燃料油的良好雾化。 采用雾化蒸汽压力控制系统后,在燃油压力变化不大的情况下是可以 满足雾化要求的,目前炼厂中大多采用这方案。假如燃料油压变化较大时,单采用雾化蒸汽压力控制就不能保证燃料油得到很好的雾化,可以采用如下控制方案: 1.根据燃料油阀后压力与雾化蒸汽压力之差来调节雾化蒸汽,如图3.3所示。 至喷嘴燃料油 pdc 雾化蒸汽 图3.3 燃料油与雾化蒸汽压差控制 33 2.采用燃料油阀后压力与雾化蒸汽压力比值控制,如图3.4所示。 燃料油至喷嘴 PDC 雾化蒸汽 图3.4 燃料油与雾化蒸汽压力比值控制 采用上述两方案时,只能保持近式的流量比,还应注意保持喷嘴、管道、节流件等通道的流畅,以免喷嘴堵塞及管道局部阻力发生变化,引起控制系统的误动作。 采用单回路控制系统往往很难满足工艺要求,因为加热炉需要将工艺介质从几 [6]十度升温到数百度,其热负荷很大。 二(加热炉的串级控制方案 传统的反馈控制使在被控变量和设定值之间产生偏差之后才起作用的,但是如果干扰不可测或者无法或得干扰与被控变量之间的模型时,就不能采用前馈控制策略。另外一种可以克服干扰的方法就是串级控制,它通过选择第二个测量点构成第二个反馈回路来克服干扰。第二个测量点应该比被控变量更快感知到干扰的影响,这样才能在干扰对被控变量产生很大影响之前通过第二个反馈回路迅速克服干扰的影响。一个控制器的输出用来改变另一个控制器的设定值,这样连接起来的两个控制器称作―串级‖控制。 34 被加热 原料出口温度 燃料 图3.5加热炉温度控制系统 如图3.5 所示是一个加热炉温度控制系统。被加热原料的出口温度T是该控制系统的被控变量,燃料量是该系统的调节变量,这是一个简单控制系统。如对口度T的误差范围要求不高,这个控制方案是可行的。如果出口温度T差范围要求很小,则简单控制系统难以胜任。分析如下: 先看该系统的调节通道,调节器TC发出的信号送给调节阀,调节阀改变阀门开度,送入加热炉的燃料流量改变,燃料在炉膛里燃烧,炉膛温度改变,传热给管道,最终使原料温度得到调整,稳定在所希望的温度附近。由于传热过程的时间常数大,达到15分钟左右,等到出口温度发生偏差后再进行调节,导致偏差在较长的时间内不能被克服,误差太大,不符合工艺要求。如何解决这个问题呢,根据反馈原理,被控变量的任何偏差,都是由种种干扰引起的,如果能把这些干扰抑制住,则被控变量的波动将会减小许多。 在控制系统中,每一个干扰到被控变量之间都是一条干扰通道。对于该加热炉,主要的干扰有:燃料压力的波动、燃料热值的波动、原料流量的调整或波动、原料入口温度的波动等等。如果对每一个主要干扰都用一个控制系统来克服波动,则整个系统的主要目标(原料的出口温度),肯定能被控制得很好。但实际上,有些量 35 的控制很不方便,而且,这样做整个控制工程的投资将是很大的。实践中,人们探索出一种复杂控制系统,不需要增加太多的仪表即可使被控制量达到较高的控制精度。这就是串级控制系统。 从前面的分析可知,该系统的主要问题在于传热过程时间常数很大。串级控制的思想是把时间常数较大的被控对象分解为二个时间常数较小的被控对象,如从燃料量到炉膛温度Ts的设备可作为第一个被控对象,炉膛温度到被控变量TM的设备作为第二个对象,也就是在原被控制对象中找出一个中间变量——炉膛温度Ts,它能提前反映干扰的作用,增加对这个中间变量的有效控制,即根据炉膛温度的变化,先控制燃料量,再根据原料出口温度与给定值之差,进一步控制燃料量,可使整个系统的被控制变量得到较精确的控制。如此构成的串级控制系统及方块图如图3.6和图3.7所示。 TMC TMTTSTTSC 图3.6加热炉串级控制系统燃料油 36 干扰F3 干扰F2干扰F1 出口温度Tm给定值TMEmTsCTmC调节阀温度对象1温度对象2 Rm Zs Ts测量变送 ZmTm测量变送 图3.7 加热炉温度串级控制系统方块图 在该串级控制系统中,干扰F1和F2作用在温度对象1上,它们首先影响到Ts,然后再影响到TM。由于Ts能被测量并加以控制,因此,它的波动范围比未加以控制前大大减小,所以干扰F1和F2对Tm的影响也大大减少。详细的工作过程分析见后。这里先介绍一下该控制系统的组成原理及术语。 37 1(组成原理 副调节系统 主被控主给定值副调变量主调节器副对象调节阀主对象节器 副测量值 副测量变送 主测量值主测量变送 图3.8 串级控制系统组成原理及术语意图(l)将原被控对象分解为两个串联的被控对象,如图3.8所示。 (2)以连接分解后的两个被控对象的中间变量为副被控变量,构成一个简单控制系统,称为副调节系统或到环。 (3)以原对象的输出信号为主被控变量,即分解后的第二个被控对象的输出信号,构成一个调节系统,为主调节系统或主环。 (4)主调节系统中调节器的输出信号作为副调节系统调节器的给定值,副调节系统的输出信号作为主被控对象的输入信号,如图3.9所示。 38 TC TTPTPC 燃料油图3.9 加热炉温度-压力串级控制系统 2(串级控制系统术语 (l)主对象、副对象,也称主被控对象、副被控对象,如图3. 8所示,主对象与副对象是由原被控对象分解而得到的。 (2)主变量、副变量也称为主被控变量、副被控变量。主变量是主被控对象的输出信号,副变量是副被控对象的输出信号,是原被控对象的某个中间变量,同时也是主被控对象的输入信号。 (3)主测量值、副测量值是相应被控制变量的测量值。 (4)主调节器、副调节器:副调节器负责虚线框中副环被控对象的调节任务,使副变量符合副给定值的要求;主调节器负责整个系统的调节任务。 (5)主给定值、副给定值:主给定值是主变量的期望值,由主调节器内部设定;副给定值是副变量的期望值,由主调节器的输出信号提供。 (6)主环、副环:也称为主回路、副回路。副环为图3.8中虚线框内部分;主环为包括副环的整个控制系统。 39 为了便于分析调节过程,首先对图3.7加热炉温度串级控制系统各方块的性能进行分析和选择。 主对象:输入信号为炉膛温度,输出信号为原料出口温度,故输入信号增加, 出信号亦增加,是正作用单元; 副对象:输入信号为燃料流量,输出信号是炉膛温度,故输入信号增加,输出信号 亦增加,是正作用单元; 主测量变送方块与副测量变送方块:均为输入信号增加,则输出信号增加,是正作 用单元; 调节阀:为防止调节阀气信号中断时烧坏炉管,选气开阀,即当调节阀气信号中断 时,阀门全关,较安全,是正作用单元; 副调节器:调节器方块选正作用方向,连同比较点一起,调节器是反作用调节器, 即测量增加,调节器输出减少; 主调节器:调节器方块选正作用方向,连同比较点一起,调节器是反作用调节器。 图3.10,物料经过加热炉进入反应器,通过改变加热炉的热剂量,可以改变反应器的物料温度,从而达到维持反应器温度恒定的目的。由于加氢精制的反应条件比较缓和,反应温度最高在340?,所以,控制反应器的温度,也可直接控制加热炉的出口温度。该方案是以加热炉的出口温度和进料流量为被控变量,以进料流量为操纵变量,两者构成串级控制系统。控制方案简便易行,控制精度高。 40 TC 进入反应器FC 瓦斯图3.10 加热炉出口温度和进料流量串级控制 3.4.2 反应器的控制 反应器是化工生产中重要的设备之一,种类很多,而化学反应过程也伴随有物理现象,因此,控制上的难易程度也相差很大。较为容易的控制与一个换热器相似,而对一些反应速度快,热效应强烈的反应器,控制难度就比较大。 反应器的控制要求,除了保证物料、热量平衡之外,还需进行质量指标的控制,以及设置必要的约速条件控制。关于反应器的质量指标控制,与汽提塔和干燥塔的选取类似。一种是直接的质量指标,常用出料的成分或反应的转化率等作为质量控制的被控变量;另一种是反应过程的工艺状态作为被控变量,其中温度是最常用的间接质量指标。本设计中,就选择温度作为被控变量。 反应器的基本控制方案是从热稳定性出发,主要是为了建立一个稳定的工作点,使反应器的热量平衡。同时,让反应器过程工作在一个适宜的温度上,以次, 41 温度间接反映质量指标的要求,并满足约速条件。 反应器最主要是控制润滑油的出口温度,此温度是该控制方案的被控变量,而操作变量是入口流量。对温度控制相当严格,允许波动范围为0.1?。 影响因素有进料是流量、温度、压力、等。该方案主反应器内的温度为被控变量,进料流量为操作变量组成的单回路控制系统。图3.11是这类方案的示意图。 TC 载热体 进料 图3.11 反应器的温度单回路控制 3.4.3 换热器的控制 在炼油化工生产中,换热设备应用及其广泛,换热设备通常包括换热器、蒸汽加热器、再沸器、冷凝冷却器等。进行换热的目的主要有一下四种。 1.使工艺介质达到规定温度,以使化学反应或其他工艺过程能很好的进行。 2.在生产过程中加入吸收的热量或除去放热的热量,使工艺过程能在规定的范围内进行。 3.某些工艺过程需要改变物料的相态。 4.回收热量。 根据换热目的,换热设备的控制目标最终可转化为热量平衡关系的控制,大多 42 数情况下被控变量为工艺介质的出口温度,而操作手段不外乎热传效应、传热面积、传热温差的改变。 换热器是传热设备中较为简单的一种,其两侧介质(工艺介质和载热体)。在换热过程中都没有变化。 对于载热体无相变的换热设备,基本控制方案包括两类:一类以载热体的流量为操作变量,另一类通过将工艺介质部分旁路来实现。 调节载热体流量的控制方案,如图3.12所示。调节载热体流量大小,其实质是改变传热速率方程中的热传系数K和平均温差ΔT。具体以某一加热用换热器为例,m 假设载热体为70~80?的热水,而工艺介质的入口温度接近常温,需 要将其加热至50?。随着载热体流量的增大,一方面减少了载热体一侧的传热 阻力,使总的传热系数K增大;另一方面,也使载热体与工艺介质平均温差Δ T增大,最终使传热增大,进而使工艺介质的出口温度升高。 m 载TC热 体 工 艺 介 质 图3.12 调节载热体流量的方案 43 另一类控制方案如图3.13所示。该方案是一部分工艺介质经换热器,另一部分走旁路。该方案实际上是一个混和过程,所以反应迅速及时,但载热体流量一直处于高负荷下,这在采用专门的热剂或冷剂是不经济的。然而,对于某些热量回收系统,热载体是某种工艺介质,总流量本来不好调节,这时便不成为缺点了。事实上,将工艺介质部分旁路的控制方案广泛应用于过程工业能量回收系统,但具体应用时也注意确保三通阀处于正常可调范围,以避免被控变量的失控。 载热体 工艺介质 图3.13 将工艺介质部分旁路的方案 图3.14给出了某一复合控制方案,其主回路为工艺介质出口温度控制系统,操作变量为部分旁路三通阀;为避免三通阀的开度过大或过小,专门设置了一个阀位控制器,通过适当改变载热体的流量以影响工艺介质出口温度最终使三通阀保持在合适的可调范围内。 44 TSP载热体 VSP FCVPC 工艺介质 图3.14 换热器出口温度的阀位控制方案 3.5苯回收塔的控制 本设计中,苯回收塔的塔底液位控制方案如图3.15所示: LC 图3.15 苯回收塔的塔底液位控制 45 4. 主要仪表及选型 在工业生产过程中,必须及时准确地检测出生产过程中的有关变量,以便正确地指导生产操作,实现生产过程的自动化,保证生产正常进行,以保证产品质量和 安全生产 安全生产管理档案一煤矿调度员先进事迹安全生产副经理安全生产责任最近电力安全生产事故安全生产费用投入台账 。检测工艺变量,首先由检测元件(又称敏感元件或传感器)直接响应工艺变量,并输出一个与之对应的信号,如热电偶测量温度时得到与温度对应的热电势。检测元件的输出再经过变速器转换成统一的标准电、气信号,送往显示仪表指示或记录工艺变量;或同时送往调节仪表对被控变量进行调节。有时,将检测元件、变速器及显示仪表装置统称为检测仪表。 过程控制对检测仪表有以下基本要求: (1)测量值要能正确地反映测量变量的大小,误差不超过规定的范围。 (2)测量值必须迅速反映被测量的变化,即响应要快。 (3)检测仪表在工作环境条件下,应能长期正常工作,以保证测量的可靠性。 4.1 控制系统液位测量仪表 差压式液位计有气相和液相两个取压口。气相取压点处压力为设备内气相压力;液相取压点处压力除受气相压力作用外,还受液柱静压力的作用,液相和气相压力之差,就是液柱所产生的静压力。 (1)脱气分离罐液位仪表的选型 产品名称:玻璃管液位计 产品型号:HG5型 技术参数: 测量范围(安装中心距L): 1200mm 46 工作压力:?1.6MPa 材质:碳钢、不锈钢 工作温度:?200? 输出信号: 4,20mA 生产厂家:北京科伟仪器有限公司 参考价:13000.00元 (2)高压分离器液位仪表的选型 产品名称: 浮筒液位计 产品型号: BW 25 测量密度:0.45 kg/l 测量范围:?6000mm 测量精度:?1.5% 最大工作压力:?10MPa 介质温度:-60?~+400? 电流输出:4-20 mA 生产厂家: 河北省武强第二仪表厂 代理商:上海群尚仪器仪表有限公司 参考价:16800.00元 (3)低压分离器液位仪表的选型 产品名称:浮子液位计 产品型号: BM 710 47 界面测量密度差:??0.1 kg/l 最大测量范围:?5000mm 测量精度测量值:?10 mm 最大工作压力:320 bar (更高水平按要求) 介质温度:?400? 生产厂家: 河北省武强第二仪表厂 代理商:上海群尚仪器仪表有限公司 参考价:16000.00元 4.2 控制系统压力测量仪表 选择合适的仪表要根据生产过程提出要求,结合各类压力表的特点综合进行考虑。一般涉及类型,测量范围和测量精度等方面。仪表类型的选择应满足生产过程的要求,需要了解被测介质情况,现场环境及生产过程对仪表的要求,如信号是否需要远传,控制,记录或报警。 为了测压仪表安全可靠地工作,仪表的量程要根据被测压力的大小及在测量过程中被测压力变化的情况等条件来选取。选取仪表量程要留有余地,在测量稳定压力时,最大被测压力不能超过测量限值的2/3;在测量脉动压力时,最大被测工作压力不能超过测量限值的1/2;而在测量高压时,最大被测工作压力不能超过测量上限值的3/5。一般被测压力的最小值,应不低于测量上限值的1/3。根据被测压力的最大值和最小值计算出仪表 的上下限后,要按压力仪表的标准系列选定量程。目前我过压力(差力)仪表测量范围的标准系列是:-0.1~0.06KPa,0.15KPa和0~1KPa,1.6KPa,2.5KPa,4KPa,6KPa。 48 常用压力检测仪表有:弹力压力计,力平衡式压力计,压力传感器。 弹簧压力计结构简单,使用方便,价格低廉,测压范围宽,应用十分广泛。一般弹 59簧管压力计的测压范围为-10~10 Pa;精确度最高可达?0.1%。电远传弹性压力计(霍尔元件式),结构简单,灵敏度高,寿命长,但对外部磁场敏感,耐震性差。其测量精确度可达?0.5%,仪表测量范围0~0.00025MPa至0~60MPa。 压阻式压力传感器的灵敏度高,频率相应高;机构比较简单,可以小型化;可用于静态,动态压力测量;应用广泛,测量范围在0~0.0005MPa,0~0.002MPa至0~210MPa;其精确度为?0.2%~?0.02%。 在石化装置生产中,压力的检测和控制占非常重要的地位,是产品质量和安全生产的重要保证。测量范围从负压(减压塔)到300Mpa(高压聚乙烯反应器),从就地检测压力表到压力变速器、压力传感器,都获得广泛的应用。 (1)低压分离器压力仪表的选型 产品名称:精密压力表 产品型号:YB150 技术参数: 压力范围:0,10MPa 精度等级:0.25 输出信号:1,5V 4,20mA 生产厂家:北京北德科技仪器厂 参考价:14600.00元 (2)氢气分离罐压力仪表的选型 49 产品名称:径向压力表 产品型号: Y,60Z 技术参数: 压力范围:0,6.0MPa 精度等级: 2.5 电源范围: 12,45V 输出信号:1,5V 4,20Ma 生产厂家:北京中科龙辉科技有限公司 参考价:13500.00元 (3)氢压缩机出口压力仪表的选型 产品名称::径向电阻远传压力表 产品型号:YTZ15 技术参数: 测量范围:0,6.0MPa 精度等级:1.5 输出信号:1,5V 生产厂家: 无锡市兴洲仪器仪表有限公司 参考价:4300.00元 4.3 控制系统温度测量仪表 温度测量方式有接触式测温和非接触式测温两大类。采用接触式测温时,温度 敏感元件与被测对象接触,依靠传热和对流进行热交换,二者需要良好的热接触, 50 以获得较高的测量精度。但是它往往会破坏被测对象的热平衡,存在置入误差。由于测量环境特点,对温度敏感元件的结构和性能要求较高,采用非接触式测温方法,温度敏感元件部与被测对象接触,而是通过热辐射进行热交换,或者是温度敏感元件接收被测对象的部分热辐射能,由热辐射能的大小推出被测对象的温度。用这种发发测温响应快,对被测对象干扰小,可测量高温运动的被测对象和有强电磁干扰,强腐蚀的场合。 接触式测温包括热电偶测温,热电阻测温和急成温度传感器。 热电偶是温度测量中应用最普遍的测温器件,它的特点是测温范围宽,性能稳定,有足够的测量精度,能够满足工业过程温度测量的需要;结构简单,动态响应好;输出为电信号,可以远传,便于集中检测和自动控制。 热电阻测温基于道题或半导体的电阻值随温度而变化的特点。由导体或半导体制成的感温器件称为热电阻。其优点是信号可以远传,灵敏度高,无需参比温度。金属热电阻稳定性高,互换性好,准确度高,可以用作基准仪表。其缺点是需要电 [7]源激励,有自热现象,影响测量精度。 光纤温度传感器的特点是灵敏度高;电绝缘性能好,可适用于强烈电磁干扰,强辐射的恶劣环境;体积小,重量轻,可弯曲;可实现不带电的全光型探头等。 加热炉出口温度仪表的选型 产品名称:金属套管标准铂电阻温度计 型号:5682型 技术参数: 温度范围:-180?至480? 51 灵敏度:0.4Ω/? TPW 稳定性:?0.005? 输出信号:1,5V 4,20mA 参考价:28500.00元 生产厂家:美国泰克Tektronix 代理商:上海群尚仪器仪表有限公司 4.4 控制系统流量测量仪表 测量流量的仪表称为流量计。测量流体总量的仪表称为计量表或总量计。流量计的种类繁多,按原理分类为体积流量计和质量流量计。 体积流量计包括椭圆齿轮流量计,节流式流量计,涡轮流量计,靶式流量计,浮子式流量计等。 质量流量计包括科里奥利流量计,热式流量计等。 靶式流量计结构比较简单,维护方便,不易堵塞,适于测量高粘度,高脏污 有悬浮固体颗粒介质的流量。其缺点是压力损失大,测量精度不太高。目前靶式流量计的配用管径为15~200mm系列,正常情况下测量精度可达?1%,范围度为 3: 1。 浮子流量计可以测量多种介质的流量,更适用于中小管径,中小流量和较低雷诺数的流量测量。其特点是结构简单,适用维护方便,对仪表前后直管段长度要求不高,压力损失小而且恒定,测量范围比较宽,刻度为线性。它的精确度为?2%左右。但仪表测量受被测介质密度,粘度,温度,压力,纯净度,安装位置影响。 涡轮流量计可以测量气体,液体流量,但要求被测介质洁净,并且不适用于粘度 52 大的液体测量。测量精度高,一般为0.5级,在小范围内误差可以??0.1%。缺点是制造困难,成本高。由于涡轮高速转动,轴承易磨损,降低了长期运行的稳定性,影响其寿命。通常涡轮流量计主要用于测量精度要求高,流量变化快的场合,还用 [7] 作标定其他流量的标准仪表。 4.5 控制系统调节阀的选择 阀门分类,阀门是一种通过改变其内部通道截面积来控制管路内介质流动的一种机械产品。 按工作温度分:(1)高温阀:工作温度高于 425 ?。(2)中温阀:工作温度高于 200~ 425?。(3)常温阀:工作温度高于 –29~200?。(4)低温阀:工作温度低于 –29~ -196 ?。按公称压力分:(1)真空阀:工作压力低于标准大气压。粗真空:< 760~10托(1托=133.322帕) 低真空:< 10~10 -3 高真空:< 10-3~10 -8 超高真空:< 10-8~10-12 极高真空:< 10~12。(2)低压阀:公称压力 1.6MPa。(3)中压阀:PN 2.5MPa、PN4.0MPa、PN6.4MPa(4)高压阀:PN10.0MPa、16.0MPa 、 [7] PN22.0MPa、PN32.0MPa 、PN42.0MPa、PN64.0MPa (5)超高压阀:PN大于100.0MPa 各类阀门的特点及阀门选用如下: 1、 闸阀的特点: (1)流动阻力小,介质在流道内是直通的,不改变流动方向。(2)结构长度较小,相对于截止阀而言。(3)启闭较省力,启闭时闸板运动方向与介质流动方向相互垂直。(4)介质流动方向不受限制,介质从闸阀两侧任意方向流过闸阀,均能达到接通或截断的目的,适用于介质流动方向改变的管路中。(5)高度大,启闭时间长。(6)密封面容易擦伤,(7)零件多,结构复杂,制造成本高。(8)不适用于含有固形物的介质。 53 2、截止阀的特点: (1)结构简单,维修方便。(2)密封面磨损及擦伤较轻,密封性好,使用寿命长。(3)启闭时,阀瓣行程小,阀门总高度。(4)启闭力矩大,关闭力包 介质压力的确反作用力和密所必需的力两部分。(5)流动阻力大,阀体内介质通道曲折,消耗能量大。(6)既然流动方向受限制,只能单向流动,不能改变流动方向。 3、旋塞阀的特点: (1)结构简单,零件少,体积小,重量轻。(2)流动阻力小(3)启闭迅速,阀瓣旋转四分之一圈。(4)启闭费力,密封面面积大,阀瓣转动时阻力大。(5)密封面面积大,而且是锥面,加工难度大。使用中易磨损,难于保证密封。(6)使用温度受到限制。 4、球阀的特点: (1)中小口径球阀,结构简单,体积小,重量轻。(2)流动阻力小(3)启闭迅速,阀瓣旋转四分之一圈。(4)全开时,密封面不会受到介质的冲蚀。(5)启闭费力,球体转动时阻力大。(6)使用温度受到限制。 5、蝶阀的特点: (1)结构简单,体积小,重量轻。(2)流动阻力小(3)启闭迅速,阀瓣旋转四分之一圈。(4)调节性能好,可以用于控制流量。(5)加工要求高,装配后调节余度小。 6、隔膜阀的特点: (1)最突出的特点是隔膜把下部阀体内腔和上方阀盖内腔隔开,使位于隔膜上方的阀杆、阀瓣等零件不受介质腐蚀,且不回产生外漏,省去了填料涵密封结构。 54 (2)密封性好,但隔膜使用寿命短,需经常更换。(3)使用温度和压力受到限制, [7] 只能用于低压常温。 4.6 DCS的选择 DCS系统(Distirbuted Control System,分散控制系统)是随着现代大型工业生产自动化的不断兴起和过程控制要求的日益复杂应运而生的综合控制系统,它是计算机技术、系统控制技术、网络通讯技术和多媒体技术相结合的产物,可提供窗口友好的人机界面和强大的通讯功能。是完成过程控制、过程管理的现代化设备。 针对不同行业、不同项目,在充分调查了计算机技术、网络技术、应用软件技术、信号处理技术的基础上,使用各种分散控制系统(DCS),高质量、高标准的完成工程设计、组态、成套供货、现场启动调试、性能测试及考核验 [14] 收,推出切实可行的技术方案。 集散控制系统的实质是利用计算机技术对生产过程进行集中监视、操作、管理和分散控制的一种新型控制技术。它是计算机技术、通信技术、控制技术和CRT显示技术(简称4C技术)相互渗透发展的产物。采用危险分散、控制分散,而操作和管理集中的基本设计思想,以分层、分级和合作自治的结构形式,适应现代工业的生产和管理要求。既不同于分散的仪表控制系统,又不同于集中式计算机控制系统,它吸收了两者的优点,具有很强的生命力和显著的优越性。 先进控制至今没有明确定义,可以这样解释,所谓先进控制广义地讲是传统常规仪表无法构造的控制,狭义地讲是和计算机强有力的计算功能、逻辑判断功能相关,而在DCS上无法简单组态而得到的控制。先进控制是软件应用和硬件平台的 55 联合体,硬件平台不仅包括DCS,还包括了一次信息采集和执行机构。DCS的控制结构层,大致按三个层次分布: 基本模块:是基本的单回路控制算法,主要是PID,用于使被控变量维持在设定点。 可编程模块:可编程模块通过一定的计算(如补偿计算等),可以实现一些较为复杂的算法,包括前馈、选择、比值、串级等。这些算法是通过DCS中的运算模块的组态获得的。 计算机优化层:这是先进控制和高级控制层,这一层次实际上有时包括好几个层次,比如多变量控制器和其上的静态优化器。DCS的控制结构层基本是采用递阶形式,一般是上层提供下层的设定点,但也有例外。特殊情况下,优化层直接控制调节阀的阀位。DCS的这种控制结构层可以这样理解:基本控制层相当于单回路调节仪表,可编程模块在一定程度上近似于复杂控制的仪表运算互联,优化层则和DCS的计算机功能相对应。原油蒸馏先进控制策略的开发和实施,在DCS的控制结构层结合了对象数学模型和专家系统的开发研究。 操作工的经验对先进控制软件的开发和维护很重要,其中不乏真知灼见,如何吸取他们实践中得出的经验,并帮助他们把这种经验表达出来,并进行提炼,是一项有意义的工作,这一点在开发专家系统时尤为重要。 DCS出色的图形功能一直为人们所称赞,先进控制一般是在上位机中运行,在实施过程中,应在操作站的CRT上给出先进控制信息,这种信息应使操作工觉得亲切可见,而不是让人感到乏味的神秘莫测,这方面的开发研究已获初步成效,还有待进一步开发和完善。 56 国内先进控制软件的标准化、商品化还有待起步,目前控制软件设计时还没有表达其内容的标准符号,这是一大障碍。这方面的研究开发工作对提高DCS应用水平和推广应用成果有着重要意义。 目前应用较好的是浙江威盛自动化有限公司FB-3000MCSDCS过程控制系统,采用最先进的控制网络技术和开放性标准,高性能的微处理器和最新的嵌入式设计技术、软件设计技术等。 容错技术设计(包括控制器、I/O组件、电源、控制网络和服务器的冗余和热插拔技术)进一步提高了系统的安全性和可用性。 将现场总线、OPC和IEC61131-3等开放性标准作为系统的核心技术设计,提供更强的开放性和系统集成性。 基于FB-2000NS系列成熟技术的基础上,以用户为中心的设计指导思想,依据长期积累的设计和工程应用经验,使系统设计使用更加便捷、灵活、 [13] 友好。 57 5. 总结 本次设计是对乙苯装置控制系统的设计,通过这次设计对乙苯装置有了深入了解。清楚了乙苯的生产过程,知道了反应条件的影响及工艺流程和对乙苯的性质也有了初步的了解。最主要的收获是通过本次设计加快了我打字的速度并且我学会了CAD的基本绘图。 运用所学的相关专业课知识和查阅的资料,如过程控制工程,化学工艺学,石油化工产品手册,化工过程设计,及化工单元操作等,完成自动控制系统的初步设计,包括了解工艺过程,控制方案选择及论证,仪表选型,绘制控制方案流图,控制系统投资概率等方面内容,使该控制系统符合自动控制工程设计的基本要求,基本满足生产过程需要,能够安全有效地投入生产且运行良好,能够提高经济效益。 乙苯是有机化学工业的一个重要中间体,也是制药工业的重要原料.因此,它 [1] 对工业的发展有重要的意义。 最后,只要努力不放弃我们都可以顺利完成本次设计任务。非常感谢王老师的细心指导。 58 参考文献 [1] 刘晓琴.化学工艺学[M].北京:化学工业出版社,2010. [2] 杨向平.石油化学品[M].北京:石油工业出版社,2010. [3] 郭瓦力、李文秀、张丽.石油化工产品生产工艺手册[M].北京:中国石化出版社,2010. [4] 王静康、伍宏业.化工过程设计[M].北京:化学工业出版社,2006. [5] 何灏彦、禹练英、谭平.化工单元操作[M].北京:化学工业出版社,2010. [6] 王树青、戴连奎、于玲.过程控制工程[M].北京:化学工业出版社,2008. [7] 厉玉鸣.化工仪表及自动化[M].北京:化学工业出版社,2011.. [8] 翁维勤、周庆海.过程控制系统及工程[M].北京:化学工业出版社,1996. [9] 解怀仁、杨彬彦.石油化工仪表控制系统选用手册[M].北京:中国石化出版社,2004. [10] 文新宇, 张井岗,赵志诚.内模控制研究综述[J].电气自动化,2003,25(1):13-17 [11] 赵延江.乙苯合成新技术-乙醇制乙苯[J].当代化工.2011,21(1):15-19 [12] 黄望旗.乙苯生产技术进展[J].精细石油化工进展.2005,02(1):17-20 [13] 王树青.工业过程控制工程[M].化学工业出版社,2002 [14]袁任光.集散控制系统应用技术几实例[M].机械工业出版社,2003 [15] Alefeld, G. and Herzberger, J.: Introduction to Interval Computations, Academic Press, NewYork, 1983. 59 谢 辞 本文是在王莉老师的悉心指导下完成的。从毕业设计题目的选择、到选到课题的研究和论证,再到本毕业设计的编写、修改,每一步都有王老师的细心指导和认真的解析。在王老师的指导下,我在各方面都有所提高,老师以严谨求实,一丝不苟的治学态度和勤勉的工作态度深深感染了我,给我巨大的启迪,鼓舞和鞭策,并成为我人生路上值得学习的榜样。使我的知识层次又有所提高。同时感谢所有教育过我的专业老师,你们传授的专业知识是我不断成长的源泉也是完成本论文的基础。也感谢我同一组的组员和班里的同学是你们在我遇到难题是帮我找到大量资料,解决难题。通过这次毕业设计不仅提高了我独立思考问题解决问题的能力而且培养了认真严谨,一丝不苟的学习态度。由于经验匮乏,能力有限,设计中难免有许多考虑不周全的地方,希望各位老师多加指教。 在这里非常感谢我的论文导师王莉老师,这篇论文的每个设计细节和每个数据,都离不开你的细心指导。帮助我能够很快的进入到我们的毕业设计中,并且顺利的完成。她的严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中的榜样;她循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪。 60
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