09-创新性说明2003版

“东华科技陕鼓杯”第十届全国大学生化工设计大赛镇海炼化25万吨/年环氧丙烷、8万吨/年异丙醇胺生产项目创新性说明设计单位常州大学石油化工学院设计团队K.M成员姓名张少波 何润夏 刘文昊 缪康静 杨文雅指导教师马江权 高晓新 王俊 魏科年 杨德明 2016年8月15日镇海炼化25万吨/年环氧丙烷、8万吨/年二异丙醇胺生产项目 创新性说明目录1. 工艺方案创新11.1 产品结构方案创新11.2 反应精馏加氢工艺11.3 新型共沸物分离技术22. 分离技术与节能降耗技术创新62.1 变压吸附62.2 热泵精馏82.3 乙烯-丙烯复迭制冷92.4 隔壁塔93. 环境保护技术创新123.1 废气123.2 废水134.设备创新154.1 采用高效塔盘154.2 采用高效换热管184.3 流体输送设备204.4 移动床反应器205 控制系统225.1 SIS安全仪表系统225.2基于云架构的化工行业电能耗检测与节能诊断系统235.3 固定极限流量防喘振控制方案255.4 前馈-反馈控制27镇海炼化25万吨/年环氧丙烷、8万吨/年二异丙醇胺生产项目 创新性说明1. 工艺方案创新1.1 产品结构方案创新本项目的产品结构为20万吨/年丙烯，25万吨/年环氧丙烷，8万吨/年异丙醇胺。产品多样，可以根据市场波动调节产品结构，增强了抗风险能力。此外，还可以通过控制超临界反应器的反应时间，调节一异丙醇胺、二异丙醇胺、三异丙醇胺之间的产量关系，应对市场需求。本项目原料丙烷需要总厂脱硫装置对其进行预处理，而产品二异丙醇胺可提供给总厂做高效的脱硫剂。考虑到总厂制备氢气投资高，能耗大，我们将丙烷脱氢装置副产的氢气，全部通往总厂加氢裂化装置，与总厂实现了良好的互利共赢关系。1.2 反应精馏加氢工艺原料丙烷经脱氢反应得到的混合气中，存在着少量的MAPD（炔烃和二烯烃），为了提高工艺上丙烯的产量和纯度，工业上常采用选择性加氢的方法将混合气中的MAPD转化为烯烃和烷烃。我们参考了石油裂解C3组分加氢工艺，结合我们丙烷脱氢制丙烯工艺的自身特点，将原有的选择性加氢反应器与脱乙烷塔合并为一个反应精馏塔。图1.1 反应精馏塔模型 如图1.1所示，由变压吸附装置分离的混合气与氢气进入反应精馏塔。混合气从反应段上方液相进料，氢气从反应段下方气相进料，气液固三相接触发生反应，塔顶气相采出乙烷和未反应的氢气，塔釜采出丙烷丙烯混合物，其中MAPD的含量在36ppm。本设计使用反应精馏工艺有如下优势：提高了对烯烃的选择性；减少了副产物“绿油”对催化剂床层的污染；塔内温度由操作压力下塔内物质沸点决定，易于控制；省去了选择性加氢反应器以及连接设备，缩短了工艺流程，降低了投资成本。起初，我们将反应段置于脱乙烷塔进料板下方，但是考虑到加氢反应为放热反应，我们将反应段移置塔釜，降低了冷凝器与再沸器的热负荷，节能效果如下：表1.1 对比结果优化前优化后液相进料位置934气相进料位置1540冷凝器热负荷/kW463.031434.907再沸器热负荷/kW2025.4601894.390节约能源6.4%1.3 新型共沸物分离技术在HPPO工艺中，溶剂甲醇与产物环氧丙烷会形成共沸物，影响了环氧丙烷与甲醇的分离。为了打破共沸体系，工业上常用乙二醇或水做萃取剂，进行萃取精馏。但是考虑到本项目环氧丙烷产量大，采用萃取精馏技术会消耗大量萃取剂与能源。我们通过分析环氧丙烷与甲醇在不同压力下共沸物组成，决定使用变压精馏技术分离环氧丙烷与甲醇混合溶液。图1.2 环氧丙烷甲醇共沸物组成与压力关系图我们在分析了上图不同压力下环氧丙烷甲醇共沸物组成与共沸点温度的基础上，选择1bar和6bar作为我们变压精馏的两个操作压力，由此做出环氧丙烷甲醇共沸物体系在操作压力下的T-xy相图：图1.3 1和6个大气压下环氧丙烷甲醇T-xy相图图1.4 变压精馏示意图我们将萃取精馏与变压精馏模拟结果进行对比，结果如下：表1.2 萃取精馏与变压精馏技术对比萃取精馏变压精馏PO分离塔甲醇分离塔常压塔高压塔冷凝器热负荷/kW42712513409952384948再沸器热负荷/kW1077751052252708930625产品纯度99.96%99.99%节约能耗21.1%经对比后，我们发现变压精馏更加经济且高效。由于在一个大气压下，环氧丙烷甲醇共沸物中甲醇含量仅占1%，我们考虑是否能用更加安全节能的方式除去环氧丙烷中的甲醇。通过查阅文献，我们发现CaCl2等无机盐对甲醇有着较强的吸附作用，从而设计了甲醇吸附塔代替高压塔(专利申请号:2016106029375)，进一步优化了我们的工艺。图1.5 甲醇吸附塔示意图如图1.5所示，常压塔塔顶共沸物由顶部进入甲醇吸附塔T0305A，共沸物中的甲醇和水被吸附剂吸附，塔底采出高纯度的环氧丙烷。当吸附饱和时，将共沸物通入甲醇吸附塔T0305B进行吸附，同时向T0305A塔底通入180的乙烷气体，被吸附的甲醇受到高温汽化脱附，与乙烷一同从塔顶采出，完成了吸附剂的再生。与变压精馏相比，采用先粗分离后吸附的工艺分离环氧丙烷与甲醇共沸物，在分离出产物中甲醇的同时，还除去了产物中存在的微量水分，进一步提高了产品纯度。在简化工艺、节约成本的同时，还提高了工艺的稳定性与安全性。2. 分离技术与节能降耗技术创新2.1 变压吸附丙烷脱氢反应器出口产物混合气中，含有大量氢气。工业上常采用深冷分离的方法，实现氢气与C3组分的分离。本项目选用变压吸附技术在常温下分离氢气，避免了-100左右冷源的使用。考虑到本项目气体处理量大，普通的4塔变压吸附无法满足需求。我们使用6-2-3VPSA变压吸附技术，由原先的单塔吸附变为双塔吸附，大大提高了装置的处理能力。具体流程如下：图2.1 六塔变压吸附工艺流程图六塔变压吸附步序具体如下：步序1：吸附（A）反应器出口气体经压缩换热后在40和0.7MPaG下进入预处理塔，经其中的吸附剂除去重组分后，H2从塔顶排出送后工序。步序2：减压（D）吸附剂吸附饱和后，将预处理塔内气体经节流阀（开度在开车时整定后就不在改变）限流后，逐渐被排放至解吸气缓冲罐。步序3：抽真空(V)为使预处理吸附剂得到再生，对吸附塔抽真空，使其中的杂质得以脱附，脱附后的真空解吸气经控制阀进入真空解吸气缓冲罐。步序4：抽真空冲洗(V/P)为使预处理吸附剂得到完全的再生，用来自解吸气缓冲罐的解吸气冲洗吸附床，进一步降低吸附塔的杂质分压，使其中的杂质得以完全脱附，脱附后的真空解吸气经控制阀进入真空解吸气缓冲罐。步序5：升压(R)在真空冲洗再生完成后，用经过预处理后的反应器出口气体，逆着吸附方向通过节流阀（开度在开车时整定后就不在改变）限流后，将预处理塔压力逐渐升至吸附压力。各塔具体控制如下图所示：表2.1 六塔变压吸附步序一览表分周期123456步位123456789101112131415161718时间/s454545454545454545454545454545454545A塔A1D2D2D3DDV3R2R2R1RFRB塔1RFRFRA1D2D2D3DDV3R2R2RC塔3R2R2R1RFRA1D2D2D3DDVD塔3DDV3R2R2R1RFRA1D2D2DE塔1D2D2D3DDV3R2R2R1RFRAF塔A1D2D2D3DDV3R2R2R1RFRA变压吸附部分采用6-2-3 VPSA工艺技术，具有如下优点： (1) 吸附剂利用率高(33)； (2) 均压次数比传统的2次多1次，且再生过程不再用氢气吹扫，因而在催化干气氢含量不足40，压力只有0.8MPa的情况下也能获得较高回收率。(3) 真空解吸可以使吸附剂再生更彻底，有利于提高吸附剂寿命。(4) 先进的PSA专用软件在某个吸附塔出现故障时，可将故障塔切除，转入五塔操作，这一功能大大地提高了装置运行的可靠性。(5) 作为关键设备的PSA程控阀，选用成都华西化工研究所专利产品液压程控蝶阀。具有体积小、动作快(小于2秒)、密封性能好(ANSI 六级)、寿命长（大于100万次)、阀位显示可靠的优点，保证了装置长期运行的可靠性。2.2 热泵精馏对于丙烯精制塔T0203，塔顶温度41.86、塔釜温度53.78，温差较小。被分离物系的组分因沸点相近难以分离，必须采用较大回流比，从而消耗大量的加热蒸汽。由于丙烯精制塔操作压力较高，所以我们采用塔釜闪蒸式热泵精馏，以塔底液体出料为工作介质，经节流闪蒸降压、降温后作为冷剂，送入换热器换热。流程如下图：图2.2 热泵精馏示意图表2.2 采用热泵精馏前后对比结果项目常规精馏塔热泵精馏塔塔顶温度/41.8641.86塔釜温度/53.7853.78塔顶压力/MPa1.751.75塔顶丙烯质量分数0.9990.999塔顶冷凝器热负荷/kW79003.7/塔釜再沸器热负荷/kW76903.9/闪蒸罐热负荷/kW/58150.1压缩机负荷/kW/56049.3总能耗/kW155907.6114199.4节能26.75%采用热泵精馏虽然增加了一个压缩机，一个闪蒸罐，但是节能效果十分明显，方案可行。2.3 乙烯-丙烯复迭制冷本项目氧气分离塔塔顶温度为-97.03，无法使用公用工程进行冷却。考虑到塔顶产物较少，我们采用乙烯丙烯复迭制冷为氧气分离塔塔顶提供冷源。乙烯的沸点为-103.7，适合作为氧气分离塔塔顶冷源，但受限于乙烯的临界温度（9.9），其无法在常温下冷凝。考虑到本项目副产丙烯，所以使用丙烯作为制冷剂对乙烯进行冷却。具体流程如下：图2.3 丙烯-乙烯复迭制冷流程图如上图所示，丙烯经压缩、液化、节流闪蒸至-44.1与乙烯换热至初态，实现丙烯的循环使用；乙烯换热后被降至-36.2，再经节流后降至-103.7，再与塔顶气体进行换热，换热后的乙烯经压缩后与丙烯换热，实现乙烯的循环使用。2.4 隔壁塔工业分离三组分体系多采用常规精馏模型，而利用分壁式精馏塔（Divided Wall Column）能够实现塔内热量集成，最终起到节能降耗的作用。较之于常规精馏模型，分壁式精馏少用一个精馏塔，在一个塔内完成精馏的任务，降低了设备投资。精制工段常规精馏流程需要两个塔（MIPA分离塔、DIPA分离塔），设备费和能耗很高，于是我们采用分壁式精馏。分壁式精馏塔实际上相当于一个热耦合精馏塔，它将常规工艺中的两个塔精简为一个塔，同时省去了一个再沸器和冷凝器，其结构图如图2.4所示：图2.4 分壁式精馏塔模型模拟结果显示，采用分壁式精馏后，达到同样的产品纯度要求，分壁式精馏节约了一个精馏塔。一共减少能量消耗2800.64kW，节能11.28%。对比结果如表2.3所示：表2.3 对比结果项目两塔分离分壁塔MIPA分离塔DIPA分离塔工艺参数理论板数202030回流比559操作压力减压减压减压进料位置7712MIPA出料位置塔顶/塔顶DIPA出料位置/塔顶15汽相分配比/0.70液相分配比/0.71能耗指标冷凝器热负荷/（kW）-6851.49-5458.62-10908.6节约能耗/%11.38再沸器热负荷/（kW）7048.935467.6011117.4节约能耗/%11.18产品指标MIPA w/%99.9999.99DIPA w/%99.9899.99TIPA w/%99.9099.963. 环境保护技术创新3.1 废气本项目的废气来源主要是异丙醇胺工段的氨气和无组织排放废气。3.1.1 含氨尾气处理氨气在常温下是无色有毒有刺激性恶臭的气体，若不对含氨尾气进行处理，会对员工健康和厂区环境造成重大影响。本项目采用专利CN 104437043处理汽提塔塔顶气体中的少量氨气，具体步骤如下：从汽提塔塔顶采出的气体经过冷凝后，通过等摩尔比六水氯化镁、磷酸二氢钠制成的饱和溶液，氨气与有机胺类被吸收，乙烷经干燥后作为吹扫气循环使用。处理结果如下：表3.1 含氨尾气处理量装置名称废气名称处理前排放量 吨/小时污染物组成处理方法处理后循环（排放）量 吨/小时正常最大乙烷吨/小时氨气吨/小时乙烷吨/小时氨气吨/小时异丙醇胺车间含氨尾气7.687.807.500.18一种处理氨气、有机胺废气的组合物CN 1044370437.500.013.1.2 无组织排放气处理本项目中原料及产物多为挥发性有机物（VOC），随着装置连续运行周期的增长，设备老化、物料腐蚀等导致管阀件出现不同程度的泄漏时有发生，不仅导致化工园区存在恶臭异味，而且物料损失严重。泄漏检测与修复（LDAR）技术是利用固定或便携式监测设备，监测化工企业各类反应釜、原料输送管道、泵、压缩机、阀门、法兰等易产生泄漏的密封点，并修复超过一定浓度的泄漏点，从而达到控制原料泄漏损失和环境保护的目的。具体实施方案如下：图3.1 LDAR技术工作流程根据EPA筛分法计算，本项目VOC产生量为0.4t/a，使用LDAR技术后可减少0.2 t/a VOC排放。使用LDAR技术，能在治理大气污染的同时提高产品产量，具有经济和环境的双重效益。3.2 废水本项目的废水主要来源工艺生产用水排水、工艺循环水、停车洗涤液和生活污水等。含有污水中含有COD、油等有害物质和丙二醇等工艺生成物，正常情况下排放到下游污水处理装置进行处理。3.2.1 含丙二醇废液处理本项目含丙二醇废液选择用专利CN 102674528，使用纳米微孔超声波间歇聚合反应工艺使废水中的丙二醇等杂质在纳米微孔膜表面聚合、沉淀，除去废水中的有机物。该处理方法原理简单易行，处理效果好，设计施工成本较低，运行维护成本很低，是一种节能环保的含丙二醇废水处理方法。表3.2 废液处理量装置名称废液名称处理前排放量 吨/小时污染物组成处理方法处理后丙二醇含量mg/l国家二级排放标准mg/l处理后排放量 吨/小时正常最大丙二醇水脱水塔含丙二醇废液63.069.50.4%99.6%一种去除工业废水中COD的处理方法CN 10541788016.12062.9处理过的含有机物污泥经压滤脱水后，滤饼外运用作绿化用营养土，压滤水返回装置继续处理，整个处理过程不产生二次污染。3.2.2生活污水处理生活污水处理量如表3.3:表3.3 生活污水处理量废水种类处理前排放量 吨/天处理方法处理后排放量(吨/天)去向正常最大生活废水21.425.6（夏季用水高峰）通入基地生活污水管网20.9市政管网4.设备创新4.1 采用高效塔盘精馏塔内的非理想流动还包括气相横向偏流（vapor cross-flow channeling）,下文简称VCFC，一旦VCFC发生，气相会优先从塔板出口处流出，这导致气相在塔板上的分布极为不均。大量的气相从出口处泄出将导致出口处严重雾沫夹带，这会大大降低塔板效率，同时很可能会诱发精馏塔提前液泛，而在靠近塔板入口处那一侧几乎无气相流出，因而存在大量泄漏，这些非理想的水力学行为严重影响了精馏塔的正常操作。为此本项目采用由浮阀和固定阀组合的复合孔微型阀以及一些鼓泡促进内件，根据塔内实际的气液操作状态进行优化组合布置以消除VCFC，保证塔板上气液分布。具体依据如下：1、 通过对文献的总结和文献模型的应用，如图4.1所示，将VCFC的预测模型应用到本项目塔板的设计中。图4.1 气相横向偏流模型模拟图2、 根据模型预测结果，合理的选择浮阀类型和鼓泡促进器内件来强化鼓泡。塔板上相应塔内件的布置区域根据VCFC模型的计算结果给出，这里以T0304为例进行简单说明：图4.2 T0304 VCFC模型模拟图如图4.2所示，本项目使用VCFC模型对T0304塔进行了VCFC预测计算，发现在距离入口堰0.3 m处是非鼓泡区，因此在此区域适当增加鼓泡促进器，强化此区域鼓泡。而在出口堰附近则表现大量鼓泡，为了平衡塔板上的气相分布，在出口堰处减少鼓泡促进器。南京凯宁化工装备有限公司研制的高效塔盘能够在气、液处置量过大(超越描绘值)时，仍不至于发生很多的雾沫挟带或液泛等影响正常操作；同时当操作波动(描绘值的50120)较大时，仍能维持在较高的传质功率下安稳操作，并具有长时间接连操作所有必要具有的可靠性。还具有塔压力降小、布局简略、耗材少、制作装置简单、耐腐蚀、不易阻塞、塔内的停留液量小等特点。丙烷粗分塔、脱水塔塔盘采用高效塔盘，其具有独特的复合孔微型阀，多折边倾斜式降液管，三角形鼓泡促进器。复合孔微型阀的阀体周边具有由许多半圆孔组成的曲线，形成众多小孔叠加于大孔之上，气体流过阀孔时，就自动地被分割为许多小气流，增加了气相的传质面积及效率。复合孔微型阀结构如图4.3所示：图4.3 复合孔微型阀结构降液管采用多折边倾斜式结构，不仅解决了液体流动死区的问题，还消除了气体流动的不均匀性。降液管由上向下向塔壁处倾斜，底部为一多折边细长条以使液体流动分布均匀。降液管内壁由下向上沿整个堰长逐渐扩大，以使上升气体沿塔盘横向分布均匀。另外，这种降液管还有效地增加了液体流程长度，从而增加了气液接触时间，大大改善了塔板的传质效率。多折边倾斜式降液管结构如图4.4所示：图4.4 多折边倾斜式降液管结构采用独特的三角形鼓泡促进器，使气体既有向前的速度分量来推动液体向前流动，又有向上的速度分量来增加泡沫层高度，延长气液接触时间，增加传质效率。三角形鼓泡促进器结构如图4.5所示：图4.5 三角形鼓泡促进器结构图4.6 高效复合微孔塔盘4.2 采用高效换热管换热设备在化工装置中占有重要地位，在装置动力消耗和投资方面占整个工程的重要份额，其性能的改善对于改进系统的用能过程、降低能量消耗具有重要意义。本项目中丙烷粗分塔再沸器、脱水塔再沸器、甲醇回收塔再沸器均采用高通量管。高通量管是在光管的内表面或外表面上覆盖一层多孔性的金属烧结层，使传热表面大为增加，并提供大量的汽化核心，以强化管内或管外泡核沸腾传热的换热管。内表面多孔高通量管见图4.7，外表面多孔高通量管见图4.8：图4.7 内表面多孔高通量管图4.8 外表面多孔高通量管由于烧结型高通量换热管表面具有一层包含相互连通、形状各异的凹穴与孔隙的多孔层，与普通换热器相比，高通量管换热器的传热系数可达2000W/m2K以上，可以在很小的温差下（约10）维持沸腾，阻垢性能良好。高通量管换热器体积小，占地面积小，节省投资。另外，在丙烯精制工段，丙烷丙烯分离我们采用了热泵精馏以降低能耗，但丙烯精制塔换热器的换热面积过大，需要多台换热器，导致设备费用升高，降低了使用热泵精馏带来的经济效益。通过查阅文献，为了同时扩大管内、外的有效传热面积，最大程度地提高管程的传热系数，在保证设备传热量不变的情况下使其结构更加紧凑，节约材料，降低成本，节约能源，同时满足设备安装空间有限等特殊要求。我们采用横纹槽管以强化传热，提高换热器的效率。横纹槽管是双面强化管，如图4.9所示，管内表面是一圈圈的环形凸肋，外表面是相应的一圈圈环形凹槽。流体流过这些凹槽和凸肋是不产生螺旋流，而是沿整个截面产生轴向涡流群，造成边界层的分离而减薄厚度，从而强化传热。横纹槽管管内传热系数高达光管的23倍；在管外纵向流动条件下，管外传热系数可达光管的1.6倍。横纹槽管对于管内流体的膜态沸腾传热也具有很大的强化作用，传热系数比光管大27倍。在传递相同热量和输送流体泵功率相同的条件下，用横纹管取代光管，可使换热器的换热管材料消耗量减少30%50%。实践表明。横纹管与空心环支撑组合可获得最佳的强化传热效果，横纹管与折流杆支撑组合也可得到良好的效果，并节约换热面积约60%。图4.9 横纹槽管对于丙烯精制塔换热器采用横纹槽管后，换热面积从5642.48m2减少到4062.8m2，节约28%。4.3 流体输送设备反应器出料压缩机是本项目重要的设备，承载着输送产品去下游的使命。本项目采用燃气轮机取代蒸汽轮机驱动压缩机，充分利用全厂废气，并加置余热锅炉进行余热回收，使得整个系统循环利用，实现节能降耗环保。图4.10 燃气轮机剖面图4.4 移动床反应器本项目采用UOP公司的Oleflex工艺，使用移动床反应器，边生产边再生，避免开停车浪费时间，降低产量。为了提高丙烯的选择性，防止因结焦而使产量下降，对反应器内部结构创新；1. 在每个反应器内部均设有一个旋塞分布器，使得中心管氢气径向分布均匀，减少了物料在反应器内的停留时间，降低可能因热裂解反应造成的收率损失。图4.11 旋塞分布器2. 考虑到反应过程中反应器R0101A催化剂活性最高、R0101D烯烃含量最高，导致催化剂积碳现象严重，所以对第一个反应器内网与第四个反应器外网采用百叶窗设计，增加了百叶窗后，孔径增大，增加了物料与催化剂的接触面积，提高了转化效率。图4.12 百叶窗 5 控制系统5.1 SIS安全仪表系统从整个厂区的控制来看，我们的控制系统以DCS集散型控制系统为主体，另外还设计了R0301环氧化反应器的SIS紧急停车系统。DCS与SIS的区别如下表：表5.1 DCS控制系统与SIS控制系统的区别项目SISDCS安装目的为了保护为了控制安全仪表系统，联锁系统的一种，一般做工厂过程设备的安全保护控制，有时也包含机组安全保护控制分散式控制系统，工厂控制级系统，常规数据采集，设备控制都由此系统完成SIS是“静态”系统，正常工况时，它始终监视生产装置的运行，系统输出不变，对生产过程不产生影响，非正常工况下时，它将按照预先的设计进行逻辑运算，使生产装置安全联锁或停车；DCS是“动态”系统，它始终对过程变量连续进行检测、运算和控制，对生产过程进行动态控制，确保产品的质量和产量系统组成SIS系统是由传感器、逻辑解算器和最终元件三部分组成。DCS一般是由人机界面操作站、通信总线及现场控制站组成DCS不含检测执行部分。实现功能SIS是超越极限安全即将工艺、设备转至安全状态。DCS用于过程连续测量、常规控制（连续、顺序、间歇等）操作控制管理使生产过程在正常情况下运行至最佳工况工作状态SIS系统是被动的、休眠的DCS是主动的、动态的，它始终对过程变量连续进行检测、运算和控制，对生产过程动态控制确保产品质量和产量。安全级别SIS系统级别高，需要安全认证。DCS安全级别低，不需要安全认证应对失效方式SIS失效就没那么明显，因此确定这种休眠系统是否还能正常工作的唯一方法，就是对该系统进行周期性的诊断或测试。因此安全仪表系统需要人为的进行周期性的离线或在线检验测试，而有些安全系统则带有内部自诊断。DCS系统大部分失效都是显而易见的，其失效会在生产的动态过程中自行显现，很少存在隐性失效我们设计的R0301环氧化应器的紧急停车系统当中运用了2oo3诊断以及1oo2D诊断，用安全逻辑控制器连接反应器的进料管路和出口管路。由于环氧化反应在进行中大量放热，一旦反应器内出现“飞温”，常规的加大冷却水量已经不能满足迅速降低反应器内温度压力的要求了，这时候SIS仪表就可以有效切断进料，从而起到保护装置的作用。并且2oo3和1oo2D都达到了安全完整性等级SIL3级，还兼顾了可用性和安全性，一般的DCS仪表为SIL2级。这是因为SIS的诊断带有冗余原理，系统具有容错能力，不论是进料切断阀损坏一个，还是出口压力仪表损坏一个，ESD都可以使紧急停车生效。这对保护生产中的核心反应器的安全是至关重要的。5.2基于云架构的化工行业电能耗检测与节能诊断系统本工厂采用大量压缩机与泵设备，耗电较大。生产期间不免有“不安全”、“不规范”、“不节约”的用电模式和用电设备，因此，为达到杜绝或减少用电浪费、优化用电习惯、降低用电能耗和促进节能降耗的目的，我厂采用常州大学研究的一向节能技术控制系统基于云架构的化工行业电能耗检测与节能诊断系统。基于云架构的化工行业电能耗检测与节能诊断系统是基于“智能客户端”（smart client）技术和“云架构”技术运营模式，面向化工行业研发的一种新型的用户侧电能耗能源管理系统。该系统具有接入方便、海量数据存储、扩展性强等特点。它采用先进的智能客户端技术的软件运行方式，不仅具有很强的应用特性，同时为大规模的基于Internet的软件布置提供了一种技术途径。该系统的主要作用体现在以下几个方面： 规范和加强能源管理，从粗放式的能源管理模式变为科学化的能源管理模式。 发现企业能源使用过程中不合理、低效的环节并给出相关的节能建议。 帮助企业建立能耗基准线以及生成企业需要的能源经济性指标。 有助于企业在在生产或运行各个环节的实时监