自动化工程设计报告doc 30页文档格式.docx
《自动化工程设计报告doc 30页文档格式.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《自动化工程设计报告doc 30页文档格式.docx（35页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
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》
≤200
1.5石脑油的特征
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。
其沸点范围依需要而定，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，沸点范围一般为80-180℃，用于生产芳烃时，进料为窄馏分，沸点范围为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，石脑油供应非常紧张，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则
2.1项目建造意义
加氢反应装置是有机化学实验室和实际生产过程中一件非常重要的设备，不仅可以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主要分为两类：
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，过程可以是间歇式的，也可以是连续的。
间歇液相加氢常采用具有搅拌装置的压力釜或鼓泡反应器。
连续液相加氢可采用涓流床反应器或气、液、固三相同向连续流动的管式反应器。
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，反应器的类型可以是列管式或塔式。
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。
在有机化工中则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，符合国家产业政策发展的方向，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，推动行业进一步发展，提升行业产品质量和市场竞争力。
项目可以提供9个新增就业岗位，可以有效缓解地区就业压力，同时，项目建成后可以实现大幅度的盈利，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发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，尤其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况进行深入分析，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发展也具有促进意义。
加氢裂化装置经济效益主要表现为对电、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，其进料范围很宽，操作模式多，氮该工艺需要消耗大量的氢气，加氢裂化装置根据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，特别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.设计规则
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，完成工艺控制流程图（PCD）
（3）仪表选型，编制有关仪表选型的设计文件
（4）控制室设计
（5）调节阀和孔板节流计算
（6）仪表供电供气系统设计
（7）根据现场条件，完成现场与控制室之间联系的相关设计文件
（8）根据自动化专业控制相关的其他设备材料选用情况，完成有关的设计文件
（9）设计工作基本完成之后，编写设计文件目录等文件
上述设计方法及顺序，仅仅是原则性的，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基本建设的前期工作，也是工业项目可行性研究的组成部分。
它根据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价，并选择若干个能基本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阶段：
①确定选址范围和建厂地点。
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发展、工业成组布局和城镇发展的场地；
是否与城镇规划及区域规划相协调；
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。
主要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、灾害性威胁（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影响及环保费用等。
厂址一经选定，不仅对所在地区的经济发展、城镇建设和环境质量产生重要影响，而且直接关系到新建项目的基本建设投资和建厂速度，并长期影响企业的经营、管理等经济效果。
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管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辟了舟山、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，金山北出上海的时间将大大缩短。
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。
金山石化交通便捷，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，开辟了上海至宁波等地的海上蓝色通道（已经停运，估计改为金山三岛旅游码头）。
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。
所以，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有限公司的控股子公司，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，同时还是中国重要的成品油、中间石化产品，有雄厚的实力以及良好的信誉，其资金筹措非常容易。
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、知识产权管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、计量管理等。
它在技术基础以及技术支持方面的实力毋庸置疑。
2.5整体自动化控制水平
本次工艺设计用到的自控仪表有：
用于调节及监测压力的压力变送器、压力调节器/阀，用于调节、记录流量的气-电转换器、流量记录仪、流量调节器/阀、用于记录、调节温度的电子电位差计、温度调节器。
三、生产方法和工艺流程
3.1设计工艺流程叙述
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）在加氢裂化过程中主要进行裂化、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，再经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控制反应温度的急冷氢（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）。
热高分气经过氢气/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）新鲜进料流程
从油罐来的新鲜进料经过滤器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。
通过控制反应器入口温度及调节急冷氢量，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，要控制流出油的总氮含量在50ppm（wt.）内，就要调节R101的平均床层温度。
如果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控制裂化反应速度，则器内温度急升会严重地使催化剂结焦，甚至破坏设备结构，使反应器壁过热。
如果最大的冷却反应器仍不能控制催化剂床层温度，则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，应立即启动7bar/min泄压系统降压。
要严格控制R102A、B的温度，以保证新鲜进料100％地转化成所需要产品。
在操作中，新鲜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．注入处将允许大部分水汽化。
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液位控制调节阀Ll03A、B进入低压分离器Dl03。
为了节能，正常情况下，液体全部经过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。
生产过程中主要有以下反应：
（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，往往需要采用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很少，主要是环烷酸及酚类。
一般含氧化合物很容易进行加氢而生成水和烃。
OHH
CC
CCHCCH
CC+H2HCCH+H2O
CCH
苯酚氢气苯水
（4）烯烃饱和反应
烯烃的加氢速度很快，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
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首先分解出金属，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吸收设备的选择
a.当气液反应速度很快，可优先选喷淋塔、填料塔等；
b.若反应速度极快，热效应大时，也可以采用筛板塔；
c.如果反应物浓度高，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，此时
采用鼓泡塔；
或增大液气比；
e.在吸收容易产生固体时，宜选用内部构件少、阻力
小、压降小的设备，如泼水轮吸收室等；
f.在达到吸收要求的前提下，尽可能选用结构简单、
造价低廉、容易操作的设备。
3.5吸收设备的运行管理
a.选择和掌握适当的空塔气速
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，要考虑气液接触时间。
高的空塔气速会造成严重的雾沫夹带，这将给除雾器增加负担。
示意图如下：
b。
控制好液气比
液气比是指处理1m3气体所需吸收剂的体积（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，允许最小的液气比（L/G）min由吸
收塔的运行特性决定，可根据吸收塔的物料衡算和操作
线方程计算。
实际L/G要比（L/G）min大。
可根据以下原则考虑：
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接的正比关系，而与废气的浓
度无关。
c.控制和调整吸收液浓度（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,发现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则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）;
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般采用绝热式固定床反应器,碳二原料经过换热和预热,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,特别是乙炔直接加氢生成乙烷伴随着大量的反应热生成,使物料温度继续升高,这样整个反应过程会进入恶性循环,最后催化剂床层有可能会出现飞温现象。
所以碳二加氢反应对催化剂的选择性要
求很高,另外实际操作过程中对工艺参数的控制也很重要,应控制较低的入口温度和合适的氢气量
C2H2+H2---C2H4
（1）
C2H4+H2——C2H6
（2）
C2H2+2H2——C2H6（3）
剩余乙炔被加氢至小于5ppm以下
在初始反应稳定后，反应器入口条件为
温度25~34℃压力2.0MPa
物料流量12000~14000m3/hr
氢气流量90~140m3/hr
乙炔浓度1.2~1.5mol%
利用这些数据对反应器模拟计算，计算结果如表7.2
从表中模拟计算结果看，反应出口温度和乙炔浓度计算结果和实际相差不大。
由于工业操作参数的变化，有时反应器出口温度和乙炔浓度的相应变化会有一些滞后，所以有个别数据偏差较大。
一般来说在稳定操作条件下，模拟结果能很好地和实际运行结果吻合。
由于初期催化剂活性和选择性好，与小试得出动力学方程的条件相似。
在这种条件下利用动力学方程模拟计算结果与实际相差较小。
但是当催化剂运行一段时间后，由于副反应的增加，加上反应生成的低聚物覆盖在催化剂表面，此时的反应过程与小试条件相差大，在这种条件下模拟计算结果误差较大。
为了保证C2加氢等温反应器及绝热反应器的反应效果,要求C2
加氢的进料流量与氢气的流量按着一定的比值进行调节,氢气量随着进料量的变化而变化。
氢气/进料流量比值要根据氢气/乙炔比计算得出,首先根据进料中炔烃的摩尔含量（由在线分析仪测量）计算出加氢所需的氢气的摩尔量,再换算成重量,进而得出氢气/进料流量比值。
因此,氢气/乙炔进料流量比值控制又可称为氢气/乙炔进料流量变比值控制。
氢炔比控制，要求根据乙炔动恋数泣，及时调节各床氢加入量，，蔚足规定的氢炔比条件，保证各床转化率和产品中乙炔合格。
四、仪表自控设计方案
4.1罐体控制
罐体控制工作原理是:
原料在煅烧时由于某种原因出现偏差e时,控制器便按设置的控制温度对偏差进行运算,然后再输出一个控制量vu到执行机构以减
少偏差,直到满足控制要求为止,此时控制器输出u便维持在一定的值上不再改变。
整个系统采用闭环控制,能有效的消除给定值与被控参数的偏差,以及与煅
（7）罐体单回路控制
烧温度和时间的跟踪。
模块输出4~20mA信号,控制执行机构动作,改变煤气流量,达到控制温度的目的,同时,为保证燃烧的经济性,煤气与空气必须按一定比例混合,本系统采用比值与反馈控制
升级会员 