赛区厦鹭队初步设计说明书

第一章项目总 项目概 设计依据和原 原料及辅助原料消 产品方 工艺特 主要品防 全厂综合经济指 第二章厂址概 选址原 厂址概 规 第三章厂区平面布 设计依 总平面布 厂区总体布 功能区介 各建筑物面积指 总平面布置技术经济指 第四章化工工 工艺路线设计目标及原 工艺路线分 工艺比较及选 第五章模拟流程及优 反应与分离模拟优 工艺流程模 节能分离过程模 工艺流程论证小 工艺特 第六章换热网 概 基本过 物料数据分 夹点温度的确 换热网络的确 第七章控制系统设 工厂装置简况及控制概 化工自动化内 控制系统选 过程控制与检 SIS设 SIS简 SIS设 第八章设计设备与选 全厂设备概 塔设 概 反应器设 概 典型储罐设 换热器设 8.5.5换热器设备一览 泵设备设 概 压缩机设 概 第九章车间布 设计依 设计资 设计原 车间布置理 车间组 车间布置方 车间划分及布 第十章管道布 概 设计依 管道布置要 管道布置与设计原 管道编 工艺管道编号及选型结 典型管道布 第十一章电 概 设计依 设计原 电力负 供电电 配电所和供电 区划定和设备选 配电线 动力和照 防雷和接 第十二章通信系 设计原 设计依 设计内 生产调度.................................................................................................行政管理.................................................................................................会议直通................................................................................................. 第十三章土 设计依 厂区自然条 建筑结构工程设 特殊问题的说明及措 第十四章给排水工 概 设计原 设计依 给水工 排水工 第十五章空压站、氮氧 设计依 空压 氮氧 第十六章分析与检 设计依 设计原 检测内 检测方 第十七章消防系 概 设计依 工艺及物 分 物 消防安全措 厂区消防布 消防系 17.6.6 17.6.6 第十八章采暖通风与空气调 概 设计依 设计内 设计内 第十九章储运系 概 设计依 系 19.3.1物 19.3.3安全措 系 19.4.1方式及工 第二十章维 概 设计原 设计依 TPM生产维 设备............................................................................................... 维修人员管 第二十一章环境保 设计依据 自然环境概 社会环境概 环境质量现状分 环境保护措 废 废 废 噪 绿 第二十二章职业安全与工业卫 设计依 职业安 噪 泄 工业卫 劳动保护用品管理制 安全生产责任制 第二十三章工厂组织与劳动定 企业文 工厂组 经营管 坚持.................................................................................................

第一章项目总论乙二醇（EG）100多种化工2000万吨，1/3的市场需求。目前乙二醇的方法分为石油路线和非石油路线，石油路线以乙烯为原所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能，充分利用全厂现有乙烷、氩气，产物乙二醇，副产物为CO2和多乙二醇。10339.1kW节能效果为37.1%，总的热负荷节能效果为25.0%。1-1项 指外 无色透明，粘稠液产品纯度 水含量 聚合物含量 表1- 极限℃℃℃5建设期)2.245.1%215515.1547万元，均满足化工厂投资经济指标的一般要求。全厂综合经济技术指标如表1-3所示：1万吨/1万吨/2万吨/34小时/567人8万元/9万元/万元/%%%年%

第二章厂址概况设备的工厂，还应注意沿途是否具备条件。泉港区地处海峡西岸、福建省沿海中部的湄洲湾南岸，是的“泉港工业园区是2007年9 福建省的《福建省湄洲湾发展规划》中确定的湄洲 先导区。2007年12月被国家发改委六部委列入第二批循环经济示范试点单位，2008年4月正式命 化工（泉港）园区”。2009年2月被列入国家规划建设的九大炼油之一，2012年3月福建省正式园区升格为省级经济开发区。截止目前，泉港工业园区已开发面积近12.82km2，入驻相关企业28家，总投资位和规模优势。至“十三五”末，通过联合二期扩建使炼油规模达到2600万吨/年，乙烯规模达到210万吨/年，扩大基本有机原料的规模，重点发展醋酸乙 输、环境保护、管理服务”等五个“”模式和节能减排循环经济理念，坚持一次规划，分步实施，科学发展，全面推进园区建设， 2600-3000万吨/210万吨/几年来，泉港致力于推进建设，先后投入近50亿元用于基础港区已和航道局签订南山片区基础设施项目BT投资协30亿元，助推南山片区基础设施及公用工程的建设，为项目入驻25万吨/日自来水厂，主要满足园区企业生产用水需2000所线路引来，临港变电站设计为220kV/110kV/10kV，一期主变容量1X240MVA、远景主变容量3X240MVA。4万立方米/3.3万立方米/小时，同时提供氮气、7.5万立方米/LNG储配站在园区北侧已10万立方米/2.5万立综合：主要包括给水管道、雨污水、中水管道、电力通道、电信通道等。尾水排放口设在峰尾末端向深海延伸1km之外，是国家消防应急：园区建设一级普通消防站和特勤消防站各一座，其中特勤2014消站设急援心火、环安自系和视视系统等重要将信号分别上传消防应急救援中心，统一调度园区内的各种消防力码头：液体码头除了福建联合10万吨码头外，还有振戎万吨、东港5万吨、方通港口储运5万吨、富源1万吨等一系列公用码系列码头，正在新建10万吨级码头；煤码头有南埔国电码头一座（约500建设的还有南山片区的5000~50000吨级码头4座。防洪排涝：泉港区已于2012年5月14日正式泉港园区防洪排涝规划（泉港政综[2012]115号，确定园区防洪排涝标准按100年一遇。将在园区建设一座工业废物处理与资源化利用，处理能力为3.75万吨/年，环境评价：已完成区域（即《环湄洲湾区域发展规划报告书》，规划（即《环湄洲湾发展规划修编（2011-2020）环境影响报告书》，并分别于2011年4月和2013年5月通过福建省环保厅。福建炼油化工是由中国公司和福建省石油化学工业公司按50%：50%的比例合资建设的大型企业。福建炼化公司位于福建省市年月改制为公司。年过改造，福建炼化公司一次原56km，拥有头、东港5万吨级化工码头、沙格5万吨级多功能码头、国电南埔电厂54#9155万统工程等“三大海事工程”并投入使用。预计至2015年，码头泊位全部投产后年达111万立方米。福建泰山液体保税仓库作为关区唯一一家 完善机制、压缩时间、提高办件比率；采用“并联、联合预审、容缺预审”等制度缩短项目时间；强化行政电子监察，铸就了“马上就办”这块和博士后科研工作站等产业集群公共。通过推行“月嫂式”服务、开展区“企业接待日”活动、建立季度政银企会制度等多种方式，着力营造良好50多亿元全力推进城市建设，建成红星生态园、绣湖2.5km2城市区初具规模，具备了承接大规模开发建设的良好条件。

《石油化工企业总图管理规定 中石油文件《化工企业总图设计规范 《化工企业建设节约用地若干规定 《石油化工企业设计防火规范 《工业企业总平面设计规范 《石油化工企业厂区总平面布置设计规范 《化工装置设备布置设计工程规定 《化工企业建设节约用地若干规定 《石油化工企业工厂电力系统设计规范 《厂矿道路设计规范 《化工工厂总图施工图设计文件编制深度规定 《石油化工企业电气设备抗震鉴定标准 工厂的平面布置必须节约用地的原则。保证短捷的生产作业线必本项目厂址选择在市泉港工业园区，遵照所列设计规范的要求进行设300200m60000m2风导见31：3-1辅助生产区：包括控制室、维修站及配件库、分析中心、环境监测相应厂区内或周边的扩建预留土地面积。厂区工艺分布图见图3-2：

3-2保持一定距离，防止交互性，此外还应当间隔一定距离放置灭火器及高压喷 火灾场所最远行车路程不宜大于2.5km，并且接到火警后消防车到达火场的液化烃、易燃及易爆物品和有害气体的设施边缘，不宜小于200m，并宜位于全到400m，能保证在5min内到达火场，符合规范要求。0.4D的安全防火间距，对于甲类物质的储罐每组总容量不宜超过20000m3，每个储罐组不宜超过两排，储罐组要设置；对于液态烃类物料，的高度不宜低于0.5m等，并且储罐区要与生产区保持30m的安全距离。其间距满足≥0.4D的要求，符合化工企业设计防火规范。储罐区分别设有一定高度的防火堤进行，耐火时间大于3h，减少储罐发生少量事故时的污染范围，防止起火时的。罐区内地面应为防爆地面，防止金属或硬质物体便和适应机械化装卸作业；宜布置在厂区的边缘地带，且位于厂区全年最小忙的仓储区，并与厂外线路连接方便；液化烃、可燃液体汽车装卸站的出入口应单独设置；主要出应设置门卫室。本设计中，共设置5个主要出，分别为1号门、2号门、3号门、4门和5号门。其中1号门为行政办公，2号门为员工，3号门为原料入口，4号门为产品出口，5号门为设备和配件。在各个出同时设置门卫室，方便人员及时沟通交流。此外，在工厂的货流出（3号门，4号门）均化面积不低于12%；工艺装置的主生产区不宜进行绿化。利用发展用地进行绿化，绿化面积达13%。厂外线路连接方便；主要出应设置门卫室。四车道8m（双向两车道面积面积 表3-2本厂各项经济指 面积（系数600001277815039出个575681000第四章化工工艺成本、产品质量、劳动条件、环境保护等各个方面，决定了项目投资后的经济 在工业生产中，反应产物里实际上主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，而C2H4O+H2OC2H6O2 k1=k0*exp(-式中，k0是指前因子，h-1；CEO和CH2O分别是环氧乙烷和水的浓度；E为活化能，kJ/mol；R为气体摩尔常数，数值为8.314J/(mol*K)；T为温度，K。C2H4O+C2H6O2C4H10O3 表4-1乙二醇动力学方 6.3*109exp[9.547/T(K)] r1=3.15*109exp[-9.547/T(K)]XEOXH2Or2=6.3*109exp[9.547/T(K)]XEOXEG本工艺的原料主要是乙烯和氧气，规格为：乙烯纯度大于98%，C2H6含量量2-氯乙醇与Ca(OH)2反应，生成环氧乙烷。反应方程式如下：Cl2+H2OHOCl+HClHOCl+CH2CH2ClCH2CH2OH2ClCH2CH2OH+Ca(OH)2用法操作，每生产1吨环氧乙烷（80%收率）需消耗0.8吨乙烯，2吨1.6吨石灰，同时还生成了3.2吨氯化钙和0.1~0.15吨二氯乙烷副产物。鉴于上述情况，法逐渐被后来发展的直接氧化法所取代。1960年公司还采用法，而在1971年以后，法全部被淘汰1938年正式投入生产，但生产不稳定，反应温度难于控制，其技术指标低于氯随着技术的进步，直接氧化法得到了不断发展。1940年科学设计公司(SD)19532.7万吨空气氧化法生产环氧乙烷的工业装置。此后，SD空气氧化法在工业上被广泛采用，1958年壳牌开发公司发展了氧气氧化法。道化学公司建立了年产近1960年以后，氧气氧化法生产较长，最早使用的是联碳公司的方法，简称UCC法。到五十年代，科SD法。其他国家相继也发展了自己早使用的是壳牌公司开发的方法，简称S法，由于氧气氧化法在技术上SD氧气氧化法，化学触媒工业公司氧气氧化法，意大利斯耐姆氧气氧化法。气氧化法大，每吨环氧乙烷消耗1~1.1吨乙烯。较高的乙烯进料浓度，但反应温度比空气法低10℃左右，催化剂较长，该法对乙烯消耗为0.95吨。氧乙烷经乙二醇水溶液吸收、闪蒸、再吸收解吸（CO2等杂质，生成的环是1964年脱维格所机理。从那时起至少已有三十多年，此间不少科学产物的关系怎样；吸附氧和乙烯是怎样反应的以及反应过程的控制步骤是什么化剂的活性组分都是银。从1931年法国通用催化剂公司第一篇银催化7~30%（10~20%者居多。也曾有人进行实验比较，结据测算，用石油路线每生产1吨乙二醇约耗原油2.5吨，有以下2种。该法是目前工业规模生产乙二醇的唯一方法。环氧乙烷和水在加压到2.23品以乙烯计，消耗乙烯(99.95%)0.748吨、氧气(99.6%)1.011吨。SUCC公司的均相催S公司自1994年了季铵型酸式碳酸盐阴离子交换树脂作为催化剂进96%~98%E的实验结果后，1997年又开发了类似二氧化硅骨架的聚有机硅烷铵盐负载型催同时进行了技术经济预测，与现行EO高温高压水解工艺相比，该技术可节省EO/EG装置总投资费用的15%左右。UCC公司开发了两种水合催化剂：一种是负载于离子交钼酸盐换树脂上的在两种催化剂的应用例子中，用离子交换树脂DOWEXWSA-1的TM催化催化剂，在水和EO的摩尔比为5：196.6%EG收率。具有重要的现实意义和意义。非石油路线可采用天然气或煤为原料，先合成气，再用合成气通过直接合成法或间接合成法乙二醇。问接合成法又根比国外石油路线工艺高10%～20%。1947年提出，该工艺技术的关键是催化剂的选择。该法在理论上具有最COO2和水合成草酸。醇类中研究最2CO+1/2O2+4H2由于合成气直接合成乙二醇法的难度较大，采用合成气用成熟工艺合成甲、再成二的接法就成为前究发重之。其2CH3OH，放，属于环境友好技术。大连化学物理研究人员首次尝试采用廉价乙二醇收率可达到61%，是一种极具工业应用前景的绿色工艺路线。S公司对EO催化水合法EG的催化剂进行了一系列的研究，并申请了较多专利。1994年开发了季铵型酸式碳酸盐阴离子交换树脂催化剂，在水比（1~10：196%~98%，EG97%~98%；1997年开发了类似二氧化硅骨架的聚有（1~151件下，EO97%，EG94%。最近该公司又成功地开本装置上实现工业化生产，并将此技术引入国外其他EO/EG项目上。UCC公司早期开发了两种水合催化剂：一种是负载于离子交换树脂上的阴催化剂在水比为(3~8)：160~901.4MPa的条件下，EO转96%，EG96%。这些催化剂对于降低水比、提高转化率及提EG中，从而增加了不必要的分离提纯步骤，同时也对产品的质量造成不利影响。针对这个问题，UCC公司又开有较大提高。在水比为(5~7)：1、反应温度150℃、压力2.0MPa的条件下，EO的转化率达96%，EG的选择性为97%。俄罗力索维吉赫科技生产企业开发了苯乙烯和二乙烯基苯交联的带有130℃、压力0.8～1.6MPa的条件下，采用特殊的串联-并联活塞流反应器，EOEO99%，EG93～96%。目前已经完成了中试装置上催化陶氏化学公司开发出一种EO催化水合EG的高选择性催化剂95%，EG选择性为96.6%。表4-2所示。4-2EOEG 温度 压 EO转 季铵型酸式碳酸盐阴 聚有机硅烷铵盐负载 季铵型酸式碳酸盐阴 聚有机硅烷铵盐负载S多羧酸衍生物催化 俄罗斯门捷列夫离子交换树脂催化 陶氏化 阴离子交换树脂与 反应压力0.8~2.1MPa的条件下，EO转化率大于95.0%~99.9%，EG选择性为96%；负载型杂多酸(盐)γ-Al2O3SiO2,杂多酸及其盐为磷钼酸、磷钼酸钾、磷钨酸以及硅钨酸等。采用磷钼酸钾/γ-Al2O3位催化剂，在者负载型单质铜为催化剂，在水比为(5~20)：1、反应温度为80~150℃、反应压1.1MPa的温和条件下，EO100%，EG85%~95%。NY4：1、催化剂质6450.5MPa时，EO的转化率达99.8%以上，EG的选择性达99%以上。1.0MPa的条件下，EO的转化率达到99%，EG选择性达到95%以上。石油化工开发了固体酸催化水合催化剂，并申请了专利。该催化α-HZSM-5分子筛作载体，2%～10%的铌氧化物作4-3EOEG开发公 催化剂体 水 温度

EO转化

EG选择

NY催化 （续表剂

性炭G对乙烯也具有良好的吸附选择性。从活性炭G的曲线中可以看出 图4-1吸附气体组成随时间变化的情4-291.6%21.02%。可以达到回收循环气体中二醇溶液中的水含量降至0.05%以下，然后进行精馏。MEG精馏塔、DEGTEG精馏塔，MEG、DEGTEG产品。由于乙二醇常压下沸点较高，为防止解吸塔和再吸收塔三塔耦合；循环的处理则选择填装活性炭G的吸附分离塔。而在乙二醇的工段，环氧乙烷的催化水合中选择工业大学研究的NY催化

2C2H4+O2→2 C2H4+3O2→2CO2+2H2O C2H4O(EO)+5/2O2→2CO2+2H2O C2H4+1/2O2→CH3CHO C2H4+O2→2 在工业生产中，反应产物里实际上主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，而要求。经查资料，反应压力控制在1.72MPa为宜。定。经查资料，空速可选为5000h-1。极限。在混合气体中乙烯的下限是2.05％，在2.05～6.5％的乙烯浓度范围内氧含量不得大于71％。实际生产中一种是选取低氧高乙烯配比，另一种料比。经查资料，乙烯与氧气的摩尔比一般为3.33。12～15%75～84%或更高。单程转化率过高时，由于放因此，环氧乙烷单程收率大约 l，2-二氯乙烷。在催化剂的预处理阶段，l，2-二氯乙烷的用量要气和甲烷的摩尔分数分别保持在10%和45%。C2H4O+H2OC2H6O2 k1=k0*exp(-式中，k0是指前因子，h-1；CEO和CH2O分别是环氧乙烷和水的浓度；E为活化能，kJ/mol；R为气体摩尔常数，数值为8.314J/(mol*K)；T为温度，K。C2H4O+C2H6O2C4H10O3 r1=3.15*109exp[-9.547/T(K)]xEOxH2Or2=6.3*109exp[-9.547/T(K)]xEOxEGNY催化剂。411.0MPaEO的转化率大于99%，EG的选择性大于99%。精馏塔首先使用AspenPlus软件DSTWU模块进行简捷设计，进行初步设计。DSTWUWinn-Underwood-Gilliland捷算法进行精馏塔的设计，可以根据环氧乙烷为0. 选取轻关键组分回收率为99.9%，重关键组分回收率为0.1%，得到简捷计算结果如图5-2所示。并做回流比和理论塔板数曲线，得到图5-1。则选取理论塔板数为30。5-11图5-2精馏塔15-3、5-45-315-4精馏塔1设计和优化的结果，最终选择塔板数为30，进料板为11块板。精馏塔是将乙二醇与进行第一次分离。其中，乙二醇为轻关键组分，为重0.1%5-5所示。并做回流比和理5-52图5-6精馏塔25-7、5-85-725-8精馏塔2精馏塔是将乙二醇与进行第二次分离，从而获得高规格的产品。其中，乙二醇为轻关键组分，为重关键组分。在用DSTWU模块进行简捷设计时，选取轻99.99%0.01%，得到简捷计算结果如图5-9所示。并做回流比和理论塔板数曲线，得到图5-10。5-93图5-103做进料板、塔板总数与塔底再沸器热负荷的灵敏度分析，如图5-11、5-5-113图5-12精馏塔3到产品规格为99.9%的乙二醇产品。5-13AspenPlus的物质如烷烃等。SR-POLAR方程适用于较高温度及压力下极性或非极性的轻性的亲组分的气体化合物。因此采用状态方程SR-POLAR进行模拟计算。器。其中反应器在参考文献下，选择产率反应器进行模拟，主反应为 2C2H4O反应1)，为模拟计算简捷，只设置主要副反应，即5-1温度温度出口温度操作压力125-25-2项 参温度 操作压力 拟参数如表5-3所示：5-3组 分离 表5-4环氧乙烷生产工段总物料衡 5111112Vapor111110MoleMassMass0000000000000000000000000Mass01（续表000000000000000000000000Mole0000000000000000000000000Mole010000000000000000000000005-14AspenPlus来自第一工段的环氧乙烷液相混合物经加热气化从塔底进入吸收塔，以中含有环氧乙烷2.14%（质量含量，少量二氧化碳也被吸收，而乙烯、氧、甲SR-POLAR方程适用于较高温度及压力下极性或非极性的轻组分气体化合SR-POLAR进行模拟计算。环氧乙烷纯化工段拟参数分别如表5-5所示：塔压力111塔顶温度塔釜温度11111Vapor10110MoleMassMass00000000000000000000000000Mass0000000000001100000000000000Mole00000000000000（续表000000000000Mole00000000000011000000000000005-15AspenPlus4：1的水和环氧乙烷的混合物。乙二醇生产采用环氧乙烷的催化水合，选择工1.0MPa，在反应器中的环氧乙烷转化率大于99%，乙二醇的选择性大于99%。物为0.002，还有少量的未反应的环氧乙烷。这部分混合物质进入最后的乙二醇 表5-7原料预处理模拟参 53全塔压力1塔顶温度塔底温度冷凝器热负荷再沸器热负荷的总组合曲线，分别如图5-16、5-17所示：5-16S-H5-17T-H 反应器的主要模拟参数如表5-8所示：5-8项 参操作温度 操作压力 进料组成（水与环氧乙烷的摩尔比 环氧乙烷的转化率 乙二醇的选择性 11100MoleMassMass0000Mass（续表0000Mole0000Mole00005-18AspenPlus醇和的混合物是重组分从塔釜流出进入第二个精馏塔。在第二个精馏塔中，是重组分从塔釜流出，塔顶流出物中乙二醇的含量很高，但此时产品并未达到设计要求，仍含有一定2的塔顶流出物再次进入 表5-10精馏塔1模拟参 塔顶压力3全塔压降塔顶温度塔釜温度冷凝器热负荷再沸器热负荷的总组合曲线，分别如图5-19、5-20所示：图5-19精馏塔1S-H5-20精馏塔1T-H25-11 表5-11精馏塔2模拟参 塔顶压力1全塔压降塔顶温度塔釜温度冷凝器热负荷再沸器热负荷的总组合曲线，分别如图5-21、5-22所示：图5-21精馏塔2S-H图5-222T-H 表5-12精馏塔3模拟参 9塔顶压力全塔压降塔顶温度塔釜温度冷凝器热负荷再沸器热负荷的总组合曲线，分别如图5-23、5-24所示：5-233S-H3300000MoleMassMass000000000000000000000Mass000000000000000000

5-243T-H总组合曲线表5-13乙二醇生产工段总物料衡算（续表000Mole000000000000000000000Mole000000000000000000000力，但物质表面的分子，其中相对物质外部的作用力没有充分发挥，所以液体这种吸附力能产生很大的作用，所以工业上可以利用这种作用进行吸附分离操性炭G对乙烯也具有良好的吸附选择性。从活性炭G的曲线中可以看出来，乙烯是最后吸附床层的，由此可以达到在排放气体中不含或少含乙烯，图5-25吸附气体组成随时间变化的情0.2MPa，原循环气放空的那部分气体通入吸附塔中，塔中装有活91.6%21.02%。可以达到回收循环气体中年就介绍过多效精馏工艺。Rathore在974年探讨了多组分多效精馏的方案。效精馏的控制问题。ChiangLuyben1987年研究了双效精馏的节能情况。Houben等人在同年提出了多塔的四效精馏流程。5-26塔的操作压力从第一效到第N效逐渐降低，使得前一效的塔顶温度略高于后一75%N其中为节能效果，N为多效精馏的效数5-27所示。

5-27如图5-27(a)所示，原料被分成大致均匀地两股分别送入高、低压两塔中，5-27(b)所示，全部原料都进入高压塔，而将高压塔塔釜产品作为低压5-27(c)所示，它与混流Ⅰ型的区别在于高压塔的塔顶产品作为低压塔5-27(d)如图5-27(e)所示，此时高压塔是作为预分离器而设置的。原料在高压塔内产品，最终得到塔的参数如表5-14所示：5-14项 参塔板 进料 塔顶压力 全塔压降 塔顶温度 塔釜温度 冷凝器热负荷 再沸器热负荷 塔的参数如表5-15所示：表塔塔塔顶压力1全塔压降塔顶温度塔釜温度冷凝器热负荷再沸器热负荷对比两塔的数据可以看出来，高压塔的塔顶温度为196.7℃，热负荷为10339kW177.07700kW器温度与低压塔塔底再沸器温度之差(196.7177.0)19表5-16冷凝器热负荷为10339.1kW，再沸器热负荷为7700.0kW果为，总的热负荷节能效果为合曲线和换热网络图如图5-28、5-29所示：5-285-29二氧化碳的脱除率可达21.02%。可以达到回收循环气体中的乙烯，排放氩气的环氧乙烷生产工段采用工业大学研究的NY催化剂，其中水比选环氧乙烷纯化工段采效精馏，由于低压塔塔底再沸器的热量可以总的热负荷节能效果为25.0%。

第六章换热网络利用物流数据做出冷热流股的温焓图和总组合曲线图首先从热量衡算中提取全厂的换热物流信息，这些物流分为吸收厂区布置因素，我们利用AspenEnergyyzer对系统冷热的物流进行分析匹119股。冷热流股和公用工程如图6-1、6-2所示。6-1

6-2用AspenEnergyyzer自带的经济衡算数据库对系统的物流进行初步分析，做出夹点温差与费用的关系图如图6-3所示。6-311.5Aspen6-4

6-56-6利用AspenEnergy 方案一方案二方案三方案四方案五方案六方案七方案八方案九6-76-8本工厂为福建联合分厂25万吨乙二醇生产项目，为易燃易爆、危该集成工厂所有的工艺装置和大部分公用工程、辅助设施等，均采用DCSDCS显示操作站和部分控制站及附属设备均集中在中心控制室，进行集中PLC控制站，安装在各现场机柜室。从现场机柜室到中心控制室的控制网示操作站，为人员使用；在现场机柜室内可设置一台现场工程师站，用于正常的和数据库组态。自动系统和自动控制系统等方面的内容。自动及自动开停车系7-1直接数字控制系统(DDC)DDC可以分时地对被控对象的状态参数进监督控制系统(SCC)DDC实现对生产过程的直接控制，再增设一台档次较高的微型计算机SCCSCCDDC计算机之间是通过信息进行联系的，可简单地进行数据传送。SCC计算机根据原始工艺信息和工业过程现行状态参DDCDDC计算机去进行过程控制。集散型控制系统(DCS)也成分布式计算机控制系统，它以微处理机为，化技术工具。DCS采用分散控制、集中操作、综合管理的设计原则，已发展成的开关控制间题。与继电器组成的逻辑控制系统相比，PLC的最大特点在于通过二醇纯化工段四个工段。每个工段的控制方案见下面的PID流程图。图7-2PID-图7-3PID-图7-4PID-图7-5图7-6图7-77-8为了保证维修和开车需要，泵的出口和均需设置切断阀，一般采阀。控制原理如图7-9所示。7-97-107-11具体控制示例见图7-12一级压缩机控制系统。7-12CP2017-13所示。7-137.3.4.2变换热器的有效传热面积。如图7-14所示。改 7-147.3.4.3气化压力控制。如图7-15、图7-16、图7-17所示。7-157-16温度-7-177-187-197-207-21R101蒸罐F101压力及液位控制系统。图7-22F101综上，具体示意见图7-23精馏塔控制系统。7-237-24V102控制实例。SIS设

7-24V102SIS达到社会风险可接受程度，SIS即为其中之一。过程工程工业中典型的风险降低备防护等场合获得广泛应用。SIS包括紧急停车系统(ESD)、燃烧器管理系统SISSIS由传定，并包括在SIS的绩效计算中。7-25图7- SIS定规定的状态和时间周期内，SIS完成SIF的绩效能力和可靠性水平。根据应用场合中，SIL4极为罕见，SIL3是其。根据安全仪表功能的操作模式7-110 安全完整性等级安全完整性等级 SISSIS对相应项目进行和风险分析，撰写和风险分析报告要对R101反应器进行了SIS概念性设计，具体工作内容如下。析技术选用化工行业较为广泛使用的HAZOP方法，即和可操作性分析。HAZOP分析是一个集思广益、循序渐进的创造性过程。其采用一系列的引致偏差的原因及。通常，HAZOP由四个步骤完成，如图7-27所示。7-27HAZOPR101SIS安全保护角度出发，环氧乙烷生产反应器设置了SIS。设计见图7-28：7-28SIS此同时，反应器顶部放空阀打开，将塔内气体排放至火炬系统进行处理。当2oo3表决机制，使得系统具有容错能力，避免因测量

经过工艺选择、组合、模拟以及优化，最终设计的工艺流程包括塔设备86行业是国民经济中能耗较高的门，其能耗占工业能耗接近1/5， 表8-1塔设备汇总 塔设备编 塔设备名 《压力容器 《钢制塔式容器 JB4710-《钢制压力容器用封头标准 JB/T4746-《碳钢、低合金钢制填料塔式压力容器技术要求 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件 HG21514-《中国动参数区划图 《建筑结构荷载规范 料制成、易起的物料（气体不是以发泡的形式通过液层，而且填料对气泡工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要8-3511933 表8-4塔型确 （续表 多效精馏塔 板式 浮阀 单溢T403T4031bar，塔顶174.8175.72010块板进料。T403所示8-1T403

8-2 N/m

8-3h0不可过小。但若h0过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。，每层塔板上浮阀个数为，最终圆形浮阀数目为796个8-4T4038-58-68-78-88-9T403（.1~1.6MPa温度174.8℃，塔底温度175.7℃，塔体设备较大，负荷高。介质 不易挥发，属于第一类压力容器。根据设计温度和压力，选用钢材Q345R。8-10T403SW6-2011塔设 校塔设 校位计算条件塔型2压力试验类型上封头下封头7722长度内径/外径172634567891202203456789GBGB150.3-设计温度内径曲面深度 设计温度许用应力试验温度许用应力钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数PT1.25Pc[ (或由用户输入压力试验允许通过的应T0.90s T=pT.(KDi0.5e)=TK=1 D2=622hi i = 2[]t0.5eh=nh-C1-C2=min=nh=压 计 KDi0.5e=GB150.3-设计温度内径曲面深度 设计温度许用应力试验温度许用应力钢板负偏差腐蚀裕量焊接接头系数PT1.25Pc[ (或由用户输入压力试验允许通过的应T0.90s T=pT.(KDi0.5e)=TK=1 D2=622hi i = 2[]t0.5eh=nh-C1-C2=min=nh=压 计 KDi0.5e=进料分布管、回流管、液体收集器（如集油箱、丝网除沫器、防涡挡板等。的塔板在工业上也得到应用，如垂直筛板，MD塔板、ADV塔板，条型浮阀等优点。浮阀塔板的主要部件为浮阀，主要包括F1型、舌型和型等各种阀件。本塔采用F1型浮阀，符合机械工业部颁发的标准JB1118-81。和气液负荷，选用单溢流塔盘。因其直径大于800mm，故采用分块式塔盘。径向绝热式固定床反应器（8-12。流体沿径向流过床层，可采较列管式固定床反应器（8-13。反应器由多根反应管并联构成。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在25～50mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应图8-11轴向绝热式固定床反应 图8-12径向绝热式固定床反图8-13列管式固定床反应 图8-14多级绝热式固定床反；流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于图8-15 《压力容器涂敷与包装

环氧乙烷生产约有70多年的历史。工业上生产环氧乙烷的方法有法和直接氧化法两种。法是生产环氧乙烷的最老方法，在1950年之前，它在环20～500.2523MPa下先第三，设备腐蚀严重等。因此，直接氧化法逐渐取代了法。直接法生产环氧乙烷不需要大量氯气，产品纯度可高达99.99%，而且反应物和生成物没有设备2C2H4+O2→2C2H4O（EO）2501mol105.35kJC2H4+3O2→2CO2+2H2O（2）C2H4+1/2O2→CH3CHO（4）C2H4+O2→2HCHO（5）C2H4O（EO）→CH3CHO在工业生产中，反应产物主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，而量远小于主要副反应，它是一个强放热反应，在2501mol乙烯就要放出1mol1314.82kJ热量。可以看出，副反应的反应热是主反等。一般比表面小于1m2/g，孔隙率为30～50%，平均孔径为10μm左右。要求。经查资料，反应压力控制在1.72MPa为宜。定。经查资料，空速可选为5000h-1。极限。在混合气体中乙烯的下限是2.05％，在2.05～6.5％的乙烯浓度范围内氧含量不得大于71％。实际生产中一种是选取低氧高乙烯配比，另一种料比。经查资料，乙烯与氧气的摩尔比一般为3.33。12～15%75～84%或更高。单程转化率过高时，由于放因此，环氧乙烷单程收率大约 l，2-二氯乙烷。在催化剂的预处理阶段，l，2-二氯乙烷的用量要气和甲烷的摩尔分数分别保持在10%和45%。34375.411m3/h，质量流量总和为312254.72kg/h；②以银为催化剂，颗粒为球形，dP=5mmε=0.6；催化剂床层高度式中：V总--由已知，进入反应器的气体体积流量总和为34375.411m3/h，即V38×3mm的热轧无缝作为反应器的反应管规格，再求出反应管根数n。8-16按三角形排列取管心距,最外端管心与反应器的器壁距离e=60mm，则管排总截面积At为：GB665气压试验 高度为7m。1.72MPaHG/T21514-2005《钢制人孔和手孔的类型与技术条反应器，反应器高度为7m，故设两个人孔。图8-17RFⅢ（A.G）A450-2.5HG/T21518-2014，突面（RF型，公称直径为40个，螺柱规格为M33×180，垫片为石棉和耐油石棉橡胶板垫片。304LJB/T4736-2002《补强圈》中相关规定，可确D2760mmD1460mm，示意图如图8-18所示：8-18δ补-查得有如下计算：又H=5.7m，ε=0.6，将所有条件带入上述：给热系数α，可用下式进行计算： 表8-8设计结果一览 1.211510C2H4O(EO)+H2O

k1=k0*exp(-式中，k0是指前因子，h-1；CEO和CH2O分别是环氧乙烷和水的浓度；E为活化能，kJ/mol；R为气体摩尔常数，数值为8.314J/(mol*K)；T为温度，K。C2H4O+C2H6O2 表8-9乙二醇动力学方 r2=6.3*109exp[-9.547/T(K)]xEOxEG

现在比较有代表性的是S公司的非均相催化水合法和UCC公司的均相S公司自1994年了季铵型酸式碳酸盐阴离子交换树脂作为催化剂进96%~98%E的实验结果后，1997年又开发了类似二氧化硅骨架的聚有机硅烷铵盐负载型催同时进行了技术经济预测，与现行EO高温高压水解工艺相比，该技术可节省EO/EG装置总投资费用的15%左右。UCC公司开发了两种水合催化剂：一种是负载于离子交钼酸盐换树脂上的在两种催化剂的应用例子中，用离子交换树脂DOWEXWSA-1的TM催化EO9:1的条件下水合，EG96%。应用钼酸盐复合催化剂，在水和EO的摩尔比为5:196.6%EG收率。NY催化剂。411.0MPaEO的转化率大于99%，EG的选择性大于99%。 表8-10反应器设备一览

尺 壁 设 设计类 封 温 力 材 换热 标 环 管式化 定床应 应环 换热乙 管式

头

水 定床反 应

形 头器《石油化工企业球罐基础设计规范 《石油库设计规范 《固定式压力容器安全技术监察规程 《道路货物安全技术要求 《汽车货物规则 《工业企业厂内铁路、道路安全规程 《液化石油气储运 《货物包装通用技术条件 贮罐根据形状来划分，有方形贮罐、圆筒形罐、球形罐和特殊形贮罐（如部（封头）是可以升降浮动的。贮罐按制造的材质有钢、有色金属和非金属材烯、聚乙烯和环氧玻璃钢等。贮罐按用途又可分 80~85%。回流罐510分钟左右的液体保有量，做冷凝液封之用。缓冲罐的目的的稳定，因此往往考虑较大，常常是下游使用设备510分钟的用量，有时可15分钟的用量，以备在紧急时，以充裕时间处理故障，调节流程或关停罐，定期的贮罐，容积可考虑偏小。选择号贮罐的考虑原则包括物料的状态、温度、压力、腐蚀性、现场条件和安由于所物质大多属于甲类物质，各个储罐之间的间距设置为0.4D，以罐组之间外脚线间隔7.5m。罐区可种植高度低于1m的植被。1.1米的防火堤，且还应建有防火堤步，方便人罐区设置可燃气体检测装置 警按钮、消火栓按钮的动作信号。在消火栓箱内设置消火栓按钮。在分离厂房及罐区四周均设火灾按钮。在消防控制室内设置消防带功能的直通对讲总机一部；除在手动按钮上设置消防塞孔外，在消防泵房、变配电室，值班室等场所还设有消防分机；消防控制室设置外线直拨、消防网络应为独立的消防通信系统。乙二醇条件为常温常压，温度为25℃，压力为0.1MPa，因市场需求量大，时间可略微缩短，故本设计选择产品天数为3天，根据生产要求可计算得量HG21502.1-92-236型储罐，其公称容积VN=3000m3，1个。尺寸1111（续表1罐81罐41罐41罐41罐2110%~40%。因此从能源节省以及工厂投资的角度来讲，合理地《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数 JB/T4714—《固定管板式换热器型式与基本参数 JB/T4715—《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数 JB/T4716—《管壳式换热器 AspenEnergyyzer得出的有关设备负荷、传热面积、流程中的位置等来明确其优缺点如表8-12所示。约束，检修和时只要将整个管束抽出即可，U型管式 ——作为热公用工程。同时，选择温度为20℃的冷却水作为冷公用工程。一般情况6020℃，5℃。当在两工艺物流之间进行换热时，低温端的温差不压力降有特定要求的工艺物流应走管程，因管程的传热系数和压降计算误差较有蚀的流管，则壳和管会成蚀对流宜管子规格管子规格GB/TGBGBGBGB/TGB/T铜GB/TGB/TGB/T随着管程数增加，管内流速和传热系数均相应的增加，因此一般选在表8-14换热管中心距列的管束方便，对易结垢流体更为适用，如将管束旋转45℃放置，也可提———————————对于DN500～1000mm，选择两对；对于DN＞1000mm，选择三对以上。间的换热，留有15%~25%的裕量。8.5.5E120表8-16进口温度出口温度压力AspenExchangerDesign&Rating(EDR)8-19EDRProcess8-20EDRHotStream8-21EDRColdStream8-22EDRProperty图8-23EDR 8-24EDRTEMA图8-25EDRSetting8-26EDRTubesheetEDR得出的结果，再参照换热器型式与参数（第三版的型号为8.5.5表8-换热系数（污垢热阻11BES1800-1.0-1785-9/19-42BES1100-2.5-430-6/19-21BES800-2.5-215-6/19-21BES1800-2.5-1410-9/25-41BES800-2.5-215-6/19-21BES1200-2.5-610-9/25-21BES1100-1.0-425-6/19-41BES1800-1.0-1430-9/25-42BES500-2.5-40-4.5/25-21EBES1400-1.0-1000-9/19-61BES900-1.0-280-6/19-21BES1200-1.0-510-6/19-21BES800-1.0-215-6/19-21BES1800-2.5-1075-6/19-62BES600-1.0-85-4.5/19-21BES1100-1.0-435-6/19-21BES1200-2.5-765-9/19-21BES600-1.0-85-4.5/19-21BES1800-1.0-1785-9/19-42BES600-1.0-115-6/19-21BES1200-1.0-770-9/19-21BES700-2.5-120-4.5/19-21BES1000-1.0-355-6/19-21BES1600-1.0-1100-9/25-41AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程塑料磁力驱动泵。对输送含固体颗粒介质的泵，要求对流部件采量不小于装置的最大流量，或取