原料方案創 產品結構方案創 反應技術創 分離技術創 過程節能技術創 環境保護技術創 新型過程設備的應 反應 塔 控制方案的創 動態模 SIS概念設 創新性說30萬噸PDH項目。在流程設計和模擬過程中，秉持“安全、綠色、經濟、高效”原料方案創設的丙烷脫氫裝置均采用以國外油田伴生氣為來源的非煉油廠生產的高純度液丙烷純度。高純度丙烷與新鮮氫氣、經變壓吸附的99.99wt%的循環氫氣混合進99.99wt%氫氣，丙烯、丙烷混合物與變壓吸1-1產品總工藝產品結構方案創備單一的丙烯氫氣結構方案，液化石油氣中分離出來的C4烷烴結合實際應條件進行產量調節，增加了產品結構方案的性。而分離出來的C2氣和PSA副產氣，由于成分復雜，再投資分離經濟效益低，摒棄了將10萬噸每年的低壓蒸汽，除了完全滿足自身設備的需求外，多余的還可由總廠分配使用，有效的降低了總廠能耗。本項目的產品，包括聚合級丙烯、C4液化氣、乙烷、氫氣等，其規格如表2-1所示：表2- 本項目產品規C2PSA副產反應技術創深度脫氫生成丙炔、丙二烯反應，雖選擇性只有3%，但這個反應的存在會對丙度高升，工序的安全操作。此外，綠油一旦產生，很難從流程中移除，會跟由此在Aspen流程中的動力學反應器后加了一個計量學反應器借以模M催化作用下發生選擇加氫反應，從而使MAPD轉化成丙烯。兩種選擇加氫方法的對比如表3-1所示。3-1兩種選擇加氫方法的對高高纖維膜脫硫工藝與Merox堿洗工藝相比，最大的優點是在較小的反應空間100-200:1，遠大于氧化塔可以達到的最大節省投資及運行成本。AspenPlus模擬流程圖如下：圖3-1液化氣深度脫硫模擬流程分離技術創丙烯-低溫分離的目的是為了將反應物中的氫氣、4-90-00間可以選擇的制冷方式有丙烯+乙烯級聯制冷、丙烯預冷+4-14-1三種制冷流程的冷需增加制冷劑和脫氫制丙烯裝置的低溫分離操作。丙烯+乙烯級聯制冷流程圖如圖4-1所示。4-1丙烯+乙烯級聯制冷流程欲從富氫氣中分離出高純度的H2，本項目采用變壓吸附（PSA）進行分離。在4-2變壓吸附流過程節能技術創后成為飽和蒸汽或過熱蒸汽（23，該蒸汽進入膨脹機經膨脹推動汽輪45-1有機朗肯循環示意11bar2.5bar才能與丙烷混AspenPlus流程模擬如所示圖5-2所示。5-2有機朗肯循環模擬流程（1膨脹的低溫氣體經過回熱器（3）與經過增壓泵（1）的循環丙烯換熱溫度降低，溫度降低后的循環丙烯經過冷凝器（1）全部冷凝并使的低溫熱源循環氫氣溫度升高。溫度升高的氫氣與丙烯精制熱泵雙塔塔底產品的丙烷混合進入丙烷脫氫反應器。全部冷凝的有機工質經過增壓泵（1）增壓，隨后經過回熱器（3）與膨脹機出口的循環丙烯換熱溫度升高，隨后進入蒸發器（2）與低位熱能換熱氣化為5-1汽輪機（S1）模擬結壓力溫度功率11生298.845kW的電能帶動電轉動。通過使用AspenEnergyyzer，根據夾點分析和熱集成節能技術，結5-3全廠換熱網絡匹配理工段中常壓精餾塔（T0103）經模擬單塔模擬塔頂溫度為8.1℃，塔底溫度為20.0℃，溫差僅為12℃，可見塔頂與塔底溫差較小。而且該塔的作用是分離丙負荷，從而實現能量的充分利用。模擬源文件詳見“丙烯熱泵精制雙塔模壓力為7.5bar。5-4丙烯精制熱泵雙塔模擬在對普通精餾塔T0103的模擬中，塔頂冷卻能耗為57551.8kW，塔底加熱電熱轉換系數約為3.29，因此熱泵精餾加熱能耗為50959.139kW，總能耗為圖5-5普通精餾與熱泵精餾能耗對比急冷鍋爐的應其進行急冷至300℃，經過急冷鍋爐，冷卻水變成飽和蒸汽。由AspenEnergyyzer進行換熱網絡的設計，從中可以看出全廠熱公用工程為低壓蒸汽，剛好可以作為熱公用工程進行使用。通過計算，可以得出急冷鍋爐產生的蒸12533.12kg/h（詳細計算見《初步設計說明書第六章》兩種急冷方式流程圖如圖5-6、5-7所示：5-6急冷塔流程5-7急冷鍋爐流程清潔生產技術創綠色催化劑應有兩系：Pt系催化劑體系和Cr系催化劑體系。目前已經工業化或者半工業本項目使用Pt系催化劑，對環境無污染。失活后的廢催化劑由UOP公司回SBR工藝。該工藝存由此，創新性的使用目前大熱的“化學反應沉淀、隔油、二級氣浮、A/O生化”工藝。可有效地去除有機物、NH3-NTN，污水處理效率較高。為COD。污廢水處理工藝流程見圖由提升泵打入5000m調節罐，再由調節罐自流進入平流隔油池，在隔油池內污成，均自流而入，從沉淀池至缺氧池有200%的硝態液回流，至好氧池則有50%~100%GB8978-1988《污水綜合排放標準》一級（新擴版）標準及GB3351-1983《石油煉制工業污水污染物排6-1污水處理流程單產碳排放減本項目使用裝置自產的C2氣、PSA副產氣、C4液化氣。經新型過程設備的應7-1反應器流動方gdpi2Kuduiu20,i1, （1-g gi em；ui為主流道中的氣體流速，m/s；De為主流道水力學直徑，mg度kgm3；K為氣體流動摩擦阻力系數。

2 2

（1-等人利用式（1-1）模擬計算徑向反應器向心πz型兩種情分布，因此對軸向均勻布氣而言，向心π型流動優于向心z型流動。7-2綜上所述，本設計中，創新性地使用向心π型流型的移動床反應器。再根據文獻資料初步確定移動床反應器的條件，在該條件下該項目采用ComsolMultiphysics多物理場模擬對氧化偶聯反應器進行了模擬。設定3丙烯的收率，從而確定了催化劑床層最佳的尺寸：高6.6m，直徑2.2m。7-3反應器結構簡7-47-5丙烯濃度分塔圖7-溢流塔板結構7-7四溢流流動由此參國洛陽石油化工工程公司08年對兩套重油催化裂T0102脫丙烷塔，采用精餾段為傳統雙溢流塔板、提餾圖7-8T0102脫丙烷塔結構示意徑向移動床反應器與四臺立式圓筒加熱爐串聯，Pt/Sn催化劑在移動床反應器中97-9反應器加熱爐組結合工程上的應用情況，選擇倒U形排列爐管，排列如圖7-10、7-7-10合一重整加熱7-11輻射管呈U型排列布置正U型爐省；燃燒器安裝在底部，爐管表面熱強度的分布不如正U爐管不宜太高，太高容易失穩，且固定控制方案的創AspenPlus進行的是工藝的穩態模擬，是工廠連續操作后，工藝條件處于穩現。其控制原理如圖8-1所示：8-1控制原理行控制方案的分析和開車過程的模擬。改進后的精餾塔控制如圖8-2所示。8-2脫丙烷塔（T0102）動態模SIS概念設DCS集散型控制系統為主體，另外還設計了丙烷脫氫F0201SIS安全儀表系統。DCSSIS的區別如下表8-1所示。8-1DCS控制系統與SIS控制系統的區的或測試。因此安全儀表系統本項目設計的F0201加熱爐SIS安全儀表系統，通過和可操a.反應器溫度過高（加熱爐出口溫度過高）時，切斷氣進料，熄滅子熄火而出現加熱爐內氣積聚而導致的遇明火。c.加熱爐進料流量過低時，切斷氣進料，以避免爐管干燒而損壞爐管HAZOPSIF分配到保護層（分析流程HAZOPHAZOPLOPAIPL的HAZOP未識別出的否是否是8-1HAZOP信息LOPA信息的關8-2概率計算法驗證SILSIF安全儀表功；8-3最終設計SISSIF功SIL等氣各級8-2（a）SIS8-2（b）SIS對應的出口工藝流體溫度高高限或氣支管壓力低低限時或工藝流體進料流量過低時，該爐的氣切斷。工藝流體進料流量過低采用壓力傳感器1oo2