华东理工大学自动化工程设计报告

1、華東須工犬竽自动化工程设计报告学 院 信息科学与工程学院系另I自动化专业自动化班级姓名学 号导师日 期：2013年12月9日至2013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收装置，这部分为吸收，主要产品是石脑油，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。上海石化吸收装置设计规模为390万吨/年，采用中国石化工程建设公司开发的固定床渣油加氢技术，催化剂采用中国石油化工科学研究院（RIPP）的RHT系列渣油加氢

2、催化剂，总催化剂 空速为0.20h-1,反应器入口氢分压为 15.0MPa,催化齐V床层平 均温度初期为378C，末期为405C，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般为16MPa左右，中压加氢裂化分离器的操作压力一般为 9. OMPa左右。

3、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，产品分布可调节性较大，但是，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，

4、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，如今新建的加氢 裂化装置多为此种流程。1.3反应器主要技术参数表1加氢反应器主要技术参数设计压力5.75 / 0.1MPa设计温度375 /177C最咼工作压力4.88MPa最咼工作温度343 C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15CrMoR1.4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/SY 26-2002

5、 ）原料干点（C）< 185汽油裂解原料油（HG/FSH05-2001 ）原料干点（C）< 2001.5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- 220C。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80-180C，用于生产芳烃时，进料为窄馏分，沸点范围为60-165C 国外常用的轻质直馏石脑油沸程为0- 100C

6、，重质直馏石脑油沸程为100-200C ;催化裂化石脑油有1050 , 105-160C及 160-200C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，

7、 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

8、，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

9、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

10、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320380Nm3。新氢化进料。

11、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

12、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

13、选择通常分为两个阶段：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。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

14、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

15、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

16、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

17、， 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

18、/ 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， 或进步发生环化、裂化、异构化等反应。HI气脱硫脱硝工艺NO+O3 NO2+O22 NO2+O3 N2O5 + O2N2O5+H2S

19、 2HNO3HNO3 + NaO NaNO3 + H2OSO2+NaOH> Na2SO3 + H2O双脱原理1、干气和液化气脱硫化氢原理R2R N + H24 R2R' NH卄 HS-（快速反应）R2R N+ CO甘 H23 R2R' NH卄 HCO-（慢速反应）2、液化气脱硫醇原理RSH + NaOH> RSNa + H2OH2S + 2NaOH> Na2S + 2H2O2Na2S + H2O+2O2> Na2S2 O3+2NaOHRSNa+ H2O+1/2O> RSSR+2NaOH脱硫醇总反应式4RSH O2+催化剂2RSSR- 2H2O3.2

20、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 C）,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

21、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

22、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

23、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 28C时，应立即启动 7bar/mi n 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RI028出来的反应产物通过一组换热器 (E101 E105)

24、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 DI02。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PII4B注水注入西面四组空冷，PII4C 注水注入东面四组空冷，PII4A_互为PII4B、C备用。4) 气液分离经冷却的反应产物进入 DI02，在其中进行油、水、气三相 分离。烃类产品通过DI02液位控制调节阀LI03A、B进入低压分 离器DI03。为了节能，正常情况下，液体全部经过LI03A阀到能量回收透平 HTI01进DI03。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

25、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：tRSH + H2 RH + 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 CHCH CH + 4H2 °C4H10 + NH3NH吡咯氢气丁烷(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

26、烃。如:I OHChc ChH2HC I CH +H2OCH苯酚氢气水(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=CCH3+ H2 f H3C CH2- CH2- CH2CH2- CH3(5) 芳烃和稠环芳烃的加氢反应CH/HC CH/ -HC CH + 3H2CH2H2C .CH2H2C CH2CHCH2苯氢气(6)脱金属反应环已烷含砷、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

27、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:1.52m/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

28、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：气液界面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( p

29、H 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 H=-175 7 kJ/mol (1)副反应C2H4+H2C2H6 H=-138 1 kJ/mol (2)C2H2+2H2C2H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 C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呀口

30、85%; 氢化物Mg2NiH绷V使乙炔加氢为乙烷混合相乙炔加氢反应器操作条件:温度040C ;压力1 63 -6 MPa; 催化剂01%(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

31、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Cosy ns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 C5C9裂解汽油

32、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 C ;液相空速10 h-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 X 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。衷1裂解气混介相选择加氢反应器运彳亍2个丿孑的反应结果反应物料转化率产物质屋收率乙烘99. 96乙烯100. g丙烘、丙二烯93-2丙烯101. 7丁二烯93.

33、 1丁烯190C旷C就烯婭或芳疑）05 4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 25100C ,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主反应C2H2+H2-C2H4(1)副反应C2H4+H C2H6(2)C2H2+2H2C2H6(3)剩余乙炔被加氢至小于 5ppm以下衷7.1催化剂初始运厅数

34、抓円问顶部温度都温度下部温度进料汛 (KinJ/br)氮气瓷(m3jhr)13: 3：66 56102E S25 91419204 013 4469 1”56 44,t口357 7100.942.528 j13.71197.214 0040.:99 9115 5114 613.BlUS 9M： IQ32.645.37.9100 S13.95150 114:3034.242.737.991,114.0?134 714:5032.1p8.978.080.113.5DM 315:00外：37.659.613.：7109 315:32.436.S56.275.9Ij.j4103.613:3034 1&

35、#39;39 563 912.65107 I15.4034.040 068 377 913 25109 I15:50汨二40 069 67'1.413.二 91Q9.516 1634 340 871 S78 112.9?106 6在初始反应稳定后，反应器入口条件为温度2534 C 压力2.0MPa物料流量1200014000m3/hr氢气流量90140 m3/hr乙炔浓度1.21.5mol%利用这些数据对反应器模拟计算，计算结果如表7.2衣7.2反应初期模拟计乳结只* 件出11盘螢工li 1 £1 fet p pm备在filft V乐力MP«li 3DA/.I13乙

36、烧雄度lhIH瞰孫il w?42 6H :1&5l.l71.472<5:01; 'J9&划7,F 01 TT1写w41 &r $1沖129189100<53? 011 “1251 3783HJOSQ右2 012.131241.23TH79<57272.01Z.761301.291930<5<5巧t351.38>1<3g:011571.50S4?DJI-013.11,226570<5代:01、1芳1壮砂71<512J：'2.012.93130L375了国<5从表中模拟计算结果看，反应出口温度和乙炔

37、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。图2模拟计算流程国Fig. 2 Fk）w fliagratn foth mirnubtimL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