自动化工程设计报告.docx
《自动化工程设计报告.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《自动化工程设计报告.docx（41页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
自动化工程设计报告
自动化工程设计报告
自动化工程设计报告
学院信息科学与工程学院
系别自动化
专业自动化
班级
姓名
学号
导师
日期：
2021年12月9日至2021年12月20日
一、设计依据
1.1概况
本次的设计是上海金山石化的吸取装置，这部分为吸取，要紧产品是石脑油，在临氢条件下，加氢精制是在一定的温度、压力、空速、氢油比,及在加氢催化剂的作用下去除原料油中的硫化物、氧化物、氮化物、不饱和烯烃和金属,以制得安定性好,燃烧性能好得优质燃料油，或为下游装置提供优质进料。
上海石化吸取装置设计规模为390万吨/年，采纳中国石化工程建设公司开发的固定床渣油加氢技术，催化剂采纳中国石油化工科学研究院〔RIPP〕的RHT系列渣油加氢催化剂，总催化剂空速为0.20h-1,反应器入口氢分压为15.0MPa,催化剂床层平均温度初期为378℃，末期为405℃，氢油比为750Nm3/m3。
1.2加氢裂化装置简介
加氢裂化装置是一个集催化反应技术、炼油技术和高压技术于一体的工艺装置。
其工艺流程的选择和催化剂性能、原料油性质、产品品种、产品质量、装置规模、设备供应条件及装置生产灵活性等因素有关。
加氢装置按加工目的可分为：
加氢精制、加氢裂化、渣油加氢处理等类型。
加氢裂化按操作压力可分为：
高压加氢裂化和中压加氢裂化，高压加氢裂化分离器的操作压力一样为16MPa左右，中压加氢裂化分离器的操作压力一样为9．OMPa左右。
加氢裂化按工艺流程可分为：
一段加氢裂化流程、二段加氢裂化流程、串联加氢裂化流程。
一段加氢裂化流程是指只有一个加氢反应器，原料的加氢精制和加氢裂化在一个反应器内进行。
该流程的特点是：
工艺流程简单，但对原料的适应性及产品的分布有一定限制。
二段加氢裂化流程是指有两个加氢反应器，第一个加氢反应器装加氢精制催化剂，第二个加氢反应器装加氢裂化催化剂，两段加氢形成两个独立的加氢体系，该流程的特点是：
对原料的适应性强，操作灵活性较大，产品分布可调剂性较大，然而，该工艺的流程复杂，投资及操作费用较高。
串联加氢裂化流程也是分为加氢精制和加氢裂化两个反应器，但两个反应器串联连接，为一套加氢系统。
串联加氢裂化流程既具有二段加氢裂化流程比较灵活的特点，又具有一段加氢裂化流程比较简单的特点，该流程具有明显优势，现在新建的加氢裂化装置多为此种流程。
1.3反应器要紧技术参数
表1加氢反应器要紧技术参数
设计压力
5.75／0.1MPa
设计温度
375／177℃
最高工作压力
4.88MPa
最高工作温度
343℃
容器类别
三类容器
容积
78.2立方米
腐蚀裕量
0
水压试验
立式7.47／卧式7.55MPa
盛装介质
石脑油、油气、氢气、硫化氢
主体材质
15CrMoR
1.4原料指标
表2汽油加氢装置原料指标
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/SY26-2002〕原料»
干点（℃）
≤185
汽油«裂解原料油〔HG/FSH05-2001〕原料»
干点（℃）
≤200
1.5石脑油的特点
石脑油是一种轻质油品，由原油蒸馏或石油二次加工切取相应馏分而得。
其沸点范畴依需要而定，通常为较宽的馏程，如30-220℃。
石脑油是管式炉裂解制取乙烯，丙烯，催化重整制取苯，甲苯，二甲苯的重要原料。
作为裂解原料，要求石脑油组成中烷烃和环烷烃的含量不低于70%〔体积〕；作为催化重整原料用于生产高辛烷值汽油组分时，进料为宽馏分，沸点范畴一样为80-180℃，用于生产芳烃时，进料为窄馏分，沸点范畴为60-165℃。
国外常用的轻质直馏石脑油沸程为0-100℃，重质直馏石脑油沸程为100-200℃；催化裂化石脑油有<105℃，105-160℃及160-200℃的轻、中、重质三种。
实际关联：
由于石脑油市场价格远低于车用无铅汽油〔吨价差达600-1200元〕，使用石脑油和石化助剂调配车用无铅汽油已成为民营石化企业增加成品油利润的重要方式。
我国原油较重，石脑油供应专门紧张，乙烯装置、重整装置、石脑油制氢装置争原料。
二、设计指导思想和设计原那么
2.1项目建筑意义
加氢反应装置是有机化学实验室和实际生产过程中一件专门重要的设备，不仅能够用作加氢反应的容器，而且也可用于液体和气体需要充分混合的场合。
在化学制药方面有着广泛的用途，可作为产品开发、有机化学制品和医药品研究的基础设备，还可用于定量分析工业过程中催化剂的活性。
常用的加氢反应装置要紧分为两类：
一类用于高沸点液体或固体〔固体需先溶于溶剂或加热熔融〕原料的液相加氢过程，如油脂加氢、重质油品的加氢裂解等。
液相加氢常在加压下进行，过程能够是间歇式的，也能够是连续的。
间歇液相加氢常采纳具有搅拌装置的压力釜或鼓泡反应器。
连续液相加氢可采纳涓流床反应器或气、液、固三相同向连续流淌的管式反应器。
另一类反应器用于气相连续加氢过程，如苯常压气相加氢制环己烷、一氧化碳高压气相加氢合成甲醇等，反应器的类型能够是列管式或塔式。
加氢过程在石油炼制工业中，除用于加氢裂化外,还广泛用于加氢精制,以脱除油品中存在的含氧、硫、氮等杂质，并使烯烃全部饱和、芳烃部分饱和，以提高油品的质量。
在煤化工中用于煤加氢液化制取液体燃料。
在有机化工中那么用于制备各种有机产品，例如一氧化碳加氢合成甲醇、苯加氢制环己烷、苯酚加氢制环己醇、醛加氢制醇、萘加氢制四氢萘和十氢萘〔用作溶剂〕、硝基苯加氢还原制苯胺等。
此外，加氢过程还作为化学工业的一种精制手段，用于除去有机原料或产品中所含少量有害而不易分离的杂质，例如乙烯精制时使其中杂质乙炔加氢而成乙烯；丙烯精制时使其中杂质丙炔和丙二烯加氢而成丙烯；以及利用一氧化碳加氢转化为甲烷的反应，以除去氢气中少量的一氧化碳等。
该项目前景可观，优势明显，符合国家产业政策进展的方向，有良好的经济效益和社会效益，产品起点高，技术设备先进，为国内行业先进水平。
该项目的上马及投产一定能有力地推动我国加氢脱氧纯化装臵项目相关产品的供应能力，推动行业进一步进展，提升行业产品质量和市场竞争力。
项目能够提供9个新增就业岗位，能够有效缓解地区就业压力，同时，项目建成后能够实现大幅度的盈利，也能够积极促进项目属地经济的增长。
综合而言，本项目对地区经济及下游行业进展都具有明显的积极作用，社会效益明显。
2.2经济效益
加氢裂化在炼油中是能耗较大的装置，专门是随着炼油厂加工原油的劣质化，原料蜡油密度变重，硫氮含量增加，使得反应温度越来越高，循环氢量增加，燃料气中压蒸汽的消耗也随之增大。
对加氢裂化装置能源消耗情形进行深入分析，找出节约能源消耗的措施，合理利用加氢裂化产品，装置将发挥更好的经济效益，同时对加氢裂化技术的进展也具有促进意义。
加氢裂化装置经济效益要紧表现为对电、蒸汽燃料、氢气的节约、热量交换、操作优化。
产品综合利用加氢裂化装置节能的重点。
加氢裂化装置是生产优质产品的重要石油炼制工艺，其进料范畴专门宽，操作模式多，氮该工艺需要消耗大量的氢气，加氢裂化装置依照不同原料及转化深度，以及产品方案不同，氢耗量为320～380Nm3。
新氢化进料。
据经济核算可知，氢气成本约占装置生产总成本的8%，仅次于原料蜡油。
故欲提高加氢裂化的效益，关键之一是降低氢气成本。
对氢耗进行分析，有助于更好的降低成本，同时利于石化装置优化配置，专门是对制氢装置开车负荷优化。
提高经济效益具有重要意义。
2.3.设计规那么
在接到一个工程项目后，对其进行自控工程设计时应该按照以下方法来完成
〔1〕熟悉工艺流程
〔2〕确定自控方案，完成工艺操纵流程图〔PCD〕
〔3〕外表选型，编制有关外表选型的设计文件
〔4〕操纵室设计
〔5〕调剂阀和孔板节流运算
〔6〕外表供电供气系统设计
〔7〕依照现场条件，完成现场与操纵室之间联系的相关设计文件
〔8〕依照自动化专业操纵相关的其他设备材料选用情形，完成有关的设计文件
〔9〕设计工作差不多完成之后，编写设计文件名目等文件
上述设计方法及顺序，仅仅是原那么性的，在实际工程设计中，还应该按照实际需要进行。
2.4．建厂地的可行性描述
建厂地选择即新建项目具体位置的选择。
是工业布局的最终环节和工业差不多建设的前期工作，也是工业项目可行性研究的组成部分。
它依照工业地区布局和新建项目设计任务书的各项要求，由规划与设计部门共同承担，在实地踏勘及区域性技术经济调查的基础上，对各地建设条件分析评判，并选择假设干个能差不多满足建厂要求的厂址方案作定性与定量相结合的技术经济综合论证，从而确定最优的建设地点和具体厂址。
建厂地选择通常分为两个时期：
①确定选址范畴和建厂地点。
侧重考虑厂址的外部区域经济技术条件，包括：
距离原材料、燃料动力基地和消费地的远近；与各地联系的交通运输条件；当地的厂际生产协作条件；供水、排水及电源的保证程度；原有城镇基础和职工生活条件；有否可供工业进一步进展、工业成组布局和城镇进展的场地；是否与城镇规划及区域规划相和谐；土地使用费用、建筑材料来源及施工力量等。
②确定厂址最后具体位置。
要紧考虑项目设计任务书和厂区总平面布置的有关要求及投资约束条件。
包括：
厂址场地条件，如建设用地的面积与外形、地势坡度、工程地质与水文地质状况、地震裂度、灾难性威逼〔如洪水、泥石流等〕，土地征用的数量、质量及处理难度，厂址下有无矿藏等；距水源地的远近和给排水的扬程；修建铁路专用线与厂外公路等交通设施的工程量与投资；供电、供热设施的工程量及投资；距已有城镇生活区与公共服务设施的远近；〝三废〞排放对城镇和周围环境的阻碍及环保费用等。
厂址一经选定，不仅对所在地区的经济进展、城镇建设和环境质量产生重要阻碍，而且直截了当关系到新建项目的差不多建设投资和建厂速度，并长期阻碍企业的经营、治理等经济成效。
加氢装置所在的金山石化炼油厂位于上海市金山区。
金山区地处上海市西南，杭州湾北岸，处在沪、杭、甬及舟山群岛经济区域中心和长三角都市圈枢纽地带。
西连浙江省平湖市、嘉善县，东邻上海市奉贤区，北接松江区和青浦区。
全区陆地总面积586平方公里，辖9个镇、1个街道以及具有行政治理职能的金山工业区，现有人口55万。
金山区境内有沪杭高速、同三高速、莘奉金高速等高速公路网络。
沪杭铁路金山支线直达金山城区。
南部沿海申甬车客渡码头开创了舟山、宁波等地海运航线。
黄浦江支流贯穿全区各镇，成为内河运输主动脉。
金山已形成〝三纵两横〞五条高速公路和〝六纵六横〞区域干线公路网架。
杭州湾跨海大桥建成后，金山将成为浙江快速进入上海的桥头堡。
嘉金高速建成通车后，金山北出上海的时刻将大大缩短。
金山区境内有23.3公里的海岸线，其中可综合开发的公共岸线12.5公里。
金山石化交通便利，沪杭铁路、金山区铁路支线和亭卫公路、新卫公路横贯南北，320国道穿越东西。
上海金山区车客渡码头的建立，开创了上海至宁波等地的海上蓝色通道〔差不多停运，估量改为金山三岛旅行码头〕。
随着上海市高速公路建设步伐的加快，至2005年，金山区境内形成〝两横三纵〞高速公路网架〔〝两横〞指莘奉金高速公路和亭枫高速公路，〝三纵〞指沪杭高速公路、同三国道和嘉金高速公路〕，金山区的交通条件产生质的飞跃。
因此，金山石化交通发达，运输方便，原材料供应充足，劳动力充足。
上海金山石化是中国石油化工股份的控股子公司，位于上海市金山区，是中国最大的炼油化工一体化综合性石油化工企业之一，也是目前中国最大的乙烯和腈纶生产商，同时依旧中国重要的成品油、中间石化产品，有雄厚的实力以及良好的信誉，其资金筹措专门容易。
金山石化有完善的培训体系以及研发中心，有强大的技术人员队伍，拥有健全的科技开发、知识产权治理组织体系和雄厚的科技开发实力。
公司科技开发部主管公司科技开发与推广应用、知识产权、技术许可、对外技术交流与合作、新产品开发、三剂、标准化、质量、计量治理等。
它在技术基础以及技术支持方面的实力毋庸置疑。
2.5整体自动化操纵水平
本次工艺设计用到的自控外表有：
用于调剂及监测压力的压力变送器、压力调剂器/阀，用于调剂、记录流量的气-电转换器、流量记录仪、流量调剂器/阀、用于记录、调剂温度的电子电位差计、温度调剂器。
三、生产方法和工艺流程
3.1设计工艺流程表达
加氢裂化指在加氢反应过程中，原料油的分子有10%以上变小的那些加氢技术。
烷烃〔烯烃〕在加氢裂化过程中要紧进行裂化、异构化和少量环化的反应。
烷烃在高压下加氢反应而生成低分子烷烃，包括原料分子某一处C—C键的断裂，以及生成不饱和分子碎片的加氢。
烯烃加氢裂化反应生成相应的烷烃，或进一步发生环化、裂化、异构化等反应。
气脱硫脱硝工艺
NO+O3→NO2+O2
2NO2+O3→N2O5+O2
N2O5+H2O→2HNO3
HNO3+NaOH→NaNO3+H2O
SO2+NaOH→Na2SO3+H2O
双脱原理
1、干气和液化气脱硫化氢原理
R2R’N＋H2S→R2R’NH+＋HS—〔快速反应〕
R2R’N＋CO2＋H2O→R2R’NH+＋HCO3—〔慢速反应〕
2、液化气脱硫醇原理
RSH+NaOH→RSNa+H2O
H2S+2NaOH→Na2S+2H2O
2Na2S+H2O+2O2→Na2S2O3+2NaOH
RSNa+H2O+1/2O2→RSSR+2NaOH
脱硫醇总反应式
4RSH＋O2＋催化剂→2RSSR＋2H2O
3.2反应系统
自装置外来的原料油进入原料缓冲罐〔D-3101〕，由原料油泵〔P-3101〕送至原料油/柴油换热器〔E-3212〕、原料油/尾油换热器〔E-3100〕加热后，再通过自动反冲洗过滤器〔SR-3101〕过滤，进入滤后原料油缓冲罐〔D-3102〕。
滤后原料油经反应进料泵〔P-3102〕升压后与氢气混合，在混氢油/反应产物换热器〔E-3101〕与反应产物换热后，通过反应进料加热炉〔F-3101〕加热到反应所需温度〔344℃〕，先后进入加氢精制反应器〔R-3101〕和加氢裂化反应器〔R-3102〕，混氢油在反应器中催化剂的作用下，进行加氢精制和加氢裂化反应，在催化剂床层间设有操纵反应温度的急冷氢〔循环氢供给〕。
反应产物经混氢油/反应产物换热器〔E-3101〕换热后进入热高压分离器〔D-3103〕，热高分油经液力透平〔HT-3101〕减压回收能量后，进入热低压分离器〔D-3104〕。
热高分气通过氢气/热高分气换热器〔E-3102〕与氢气换热、热高分气空冷器〔A-3101〕冷却，进入冷高压分离器〔D-3105〕进行气、油、水三相分离。
为防止低温下铵盐结晶堵塞高压空冷器，用高压注水泵〔P-3103〕将注水罐〔D-3108〕中除盐水分两路分别注入氢气/热高分气换热器〔E-3102〕前和高压空冷器〔A-3101〕前作反应注水。
3.3反应器部分
1〕新奇进料流程
从油罐来的新奇进料通过滤器K101除去固体和沉降脱水后，进入缓冲罐D101，再由
P101A、B送到换热器E104和E104A、B，同反应器流出物换热，然后，与热循环氢混合一起进入R101.
2〕当进料及循环氢通过精制催化剂时，脱硫、脱氧、脱氮和烯烃炮和反应开始发生，并在反应器底部订层完成，这些是放热反应，反应物温度升高。
通过操纵反应器入口温度及调剂急冷氢量，使温度上升受到抑制，以延长催化剂的寿命，同时防止发生飞温。
在R101反应产物流出线上，要设置一个采样阀，以测定氮的转化。
在生产期间，要操纵流出油的总氮含量在50ppm〔wt.〕内，就要调剂R101的平均床层温度。
假如反应器内的温度超商，用降低第二反应炉F102温度和加大急冷氢仍不能操纵裂化反应速度，那么器内温度急升会严峻地使催化剂结焦，甚至破坏设备结构，使反应器壁过热。
假如最大的冷却反应器仍不能操纵催化剂床层温度，那么反应器和关联设备必须降压。
当R102A和B中的任一个反应器温度超过它的正常值28℃时，应赶忙启动7bar/min泄压系统降压。
要严格操纵R102A、B的温度，以保证新奇进料100％地转化成所需要产品。
在操作中，新奇进料和循环油比例要保持不变。
3）反应产物换热器的流程
从Rl028出来的反应产物通过一组换热器（E101—E105）回收热量，最后用空气冷器A101冷却到49度后进入高压分离器Dl02。
空冷器进口注入冲洗水以除氨和防止氨盐沉积．注入处将承诺大部分水汽化。
注水泵Pll4B注水注入西面四组空冷，Pll4C注水注入东面四组空冷，Pll4A_互为Pll4B、C备用。
4）气液分离
经冷却的反应产物进入Dl02，在其中进行油、水、气三相分离。
烃类产品通过Dl02液位操纵调剂阀Ll03A、B进入低压分离器Dl03。
为了节能，正常情形下，液体全部通过Ll03A
阀到能量回收透平HTl01进Dl03。
自D102底排出的水进入炼厂酸性水处理系统。
D103得到的物料大约在1．96MPa下操作，其闪蒸气送到酸性气处理部分，液相烃经与柴油和尾油换热后送分馏部分。
生产过程中要紧有以下反应：
〔1〕脱硫反应
在加氢条件下，含硫化合物转化为相应的烃和H2S，从而脱除硫。
如脱硫醇，反应式如下：
RSH＋H2RH＋H2S
硫化物氢气烃硫化氢
〔2〕脱氮反应
在加氢过程中，氮化物在氢气作用下转化为NH3和相应的烃。
加氢脱氮反应比脱硫反应进行要困难得多.为了使脱氮比较完全，往往需要采纳比脱硫更苛刻的条件。
如：
CH–CH
CHCH+4H2C4H10+NH3
NH
吡咯氢气丁烷氨
〔3〕脱氧反应
二次加工装置馏分油中含氧化合物含量专门少，要紧是环烷酸及酚类。
一样含氧化合物专门容易进行加氢而生成水和烃。
如：
OHH
CC
CCHCCH
CC+H2HCCH+H2O
CCH
苯酚氢气苯水
〔4〕烯烃饱和反应
烯烃的加氢速度专门快，常温下即可进行，二烯烃加氢速度比单烯烃快，如：
H3C—CH2—CH2—CH=CH—CH3+H2→H3C—CH2—CH2—CH2—CH2—CH3
〔5〕芳烃和稠环芳烃的加氢反应
CHCH2
HCCHH2CCH2
HCCH+3H2H2CCH2
CHCH2
苯氢气环已烷
〔6〕脱金属反应
含砷、铅、铜等金属的有机物在加氢条件下第一分解出金属，然后金属由于吸附或化学反应滞留在催化剂表面上。
〔7〕脱卤素反应
含氯等有机卤化物在加氢条件下几乎全部分解，生成无机态的卤化物。
3.4吸取设备的选择
a.当气液反应速度专门快，可优先选喷淋塔、填料塔等；
b.假设反应速度极快，热效应大时，也能够采纳筛板塔；
c.假如反应物浓度高，可选用文丘里或空塔；
d.当气液传质速度慢时，需要提供大量的液体，现在
采纳鼓泡塔；或增大液气比；
e.在吸取容易产生固体时，宜选用内部构件少、阻力
小、压降小的设备，如泼水轮吸取室等；
f.在达到吸取要求的前提下，尽可能选用结构简单、
造价低廉、容易操作的设备。
3.5吸取设备的运行治理
a.选择和把握适当的空塔气速
填料塔:
1.5～2m/s，板式塔、空塔：
2m/s以上，湍球塔：
4m/s左右。
填料塔操作时不能产生〝液泛〞；板式塔不能产生〝喷塔〞；湍球塔不能产生〝短路〞等。
空塔气速越高，处理能力越大，但塔高也必须越高，要考虑气液接触时刻。
高的空塔气速会造成严峻的雾沫夹带，这将给除雾器增加负担。
示意图如下：
b。
操纵好液气比
液气比是指处理1m3气体所需吸取剂的体积〔L〕。
液气比增大，气液传质速率增大，从而增大污染物
的去除率。
在工程中，承诺最小的液气比〔L/G〕min由吸
收塔的运行特性决定，可依照吸取塔的物料衡算和操作
线方程运算。
实际L/G要比〔L/G〕min大。
可依照以下原那么考虑：
文丘里或喷淋塔，气-液接触面积与L/G成正比，因
此L/G与污染物去除率有直截了当的正比关系，而与废气的浓
度无关。
c.操纵和调整吸取液浓度〔pH值〕
d.注意系统的防垢和堵塞
e.其它
温度、压力、密封、泄露等
主反应
C2H2+H2C2H4 ΔH=-175·7kJ/mol
（1）
副反应
C2H4+H2C2H6 ΔH=-138·1kJ/mol
（2）
C2H2+2H2C2H6钯/二氧化钛催化剂在C2馏份选择加氢反应中的催化作用,发觉二氧化钛载体在一定条件下能被氢还原并能与金属强烈相互作用,钯/二氧化钛催化剂在250℃下还原,乙烯选择性最高,约达91%,其催化性能明显优于钯/氧化铝催化剂。
氢化物Mg2CoH5用于乙炔加氢反应,乙烯的选择性为100%;而氢化物Mg3CoH5和Mg2FeH6的乙烯选择性相应为82%和85%;氢化物Mg2NiH4那么使乙炔加氢为乙烷混合相
乙炔加氢反应器操作条件:
温度0~40℃;压力1·6~3·6MPa;催化剂0·1%（质量分数）钯/氧化铝。
混合相反应器出口物流冷却后进入分离塔,塔釜富含C3组份液体引入高压脱丙烷塔顶作为回流液,分离塔顶气相物流经蒸汽加热后进入气相加氢反应器。
任何乙炔选择加氢催化剂都可用在此种气相加
氢反应器中,目前最普遍使用的是钯催化剂,而且其性能也较好。
气相加氢反应器出口物流通过冷箱,用C3冷却剂进行冷却和部分冷凝后,进入分离塔分离成一种气相物流和一种液相物流。
富含乙烯、甲烷和
氢气等轻组份的气相从塔顶送往下游的脱甲烷塔和/或脱乙烷塔及其它进一步分离各组份的分离设备。
富含丙烯和丙烷的液体从塔釜引出,用泵输送,一部分与分离塔塔釜液合并作为前脱丙烷塔顶回流液,另
一部分作为混合相加氢反应器进料。
3．6 裂解气混合相选择加氢工艺
Cosyns等[23]提出裂解气混合相选择加氢工艺（图5）。
该工艺将裂解气干燥器出口气相（裂解气）和液相（已加氢的裂解汽油）混合进入列管式混合相加氢反应器（开车时液相进料改用甲苯）,反应器出口物流冷却后送入有10块塔盘的蒸馏塔,塔顶气相物流含有氢气、甲烷、C2馏份、C3馏份和C4馏份,送往下游分离装置;塔釜液相物流含有C5~C9裂解汽油和少量C4,一部分用泵循环与气相裂解气混合,其余作为汽油出售或送往芳烃装置。
裂解气混合相选择加氢反应条件:
气相空速2500h-1（标准状况）;压力20MPa;温度40℃;液相空速10h-1（标准状况）;催化剂0·05%（质量分数）钯/氧化铝。
裂解气混合相选择加氢反应结果:
C2馏份中乙炔摩尔分数<5×10-6;裂解汽油中顺丁烯二酸酐值<3;辛烷值约98;双烯烃摩尔分数<0·3%;烯烃摩尔分数约10%。
运行2个月的反应结果见表1。
工业上乙炔选择加氢一样采纳绝热式固定床反应器,碳二原料通过换热和预热,反应器入口温度在25~100℃,当温度较高时有利于副反应的发生,专门是乙炔直截了当加氢生成乙烷相伴着大量的反应热生成,使物料温度连续升高,如此整个反应过程会进入恶性循环,最后催化剂床层有可能会显现飞温现象。
因此碳二加氢反应对催化剂的选择性要
求专门高,另外实际操作过程中对工艺参数的操纵也专门重要,应操纵较低的入口温度和合适的氢气量
主反应
C2H2+H2---C2H4
（1）
副反应
C2H4+H2——C2H6
（2）
C2H2+2H2——C2H6（3）
剩余乙炔被加氢至小于5ppm以下
在初始反应稳固后，反应器入口条件为
温度25~34℃压力2.0MPa
物料流量12000~14000m3/hr
升级会员 