课程设计报告题目：脱丙烷塔控制系统设计
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班级：电气08-3 姓名：
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摘要
脱丙烷塔的主要任务是利用混合液中各组分挥发度的不同分离丙烷和丁二烯组分，并达到规定的纯度要求。塔顶轻组分主要是丙烷，塔低重组分主要是丁二烯。其中丙烷占 10，丁二烯占 89，其它杂质占 1。
为了满足脱丙烷塔的自动控制的质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。设计包括提馏段的温度与蒸汽流量的串级控制；塔顶鸭梨为被控变量，气态丙烯与去尾气管线组成分层控制；进料流量的简单均匀控制；回流罐的液位与回流管的回流量组成串级均匀控制；回流量的定制控制；以及进料、回流、塔顶、塔釜的温度检测，塔压检测，回流量的流量检测等。
关键字：串级控制，被控变量，分层控制，均匀控制，定值控制，检测。
目录
第一章主要故意流程和环境特征概论 (4)
第二章控制原理分析 (5)
1、提馏段的温度与蒸汽流量组成串级控制 (5)
2、分程控制 (7)
3、单回路均匀控制回路 (7)
4、液位报警系统 (8)
5、温度检测系统 (8)
第三章节流装置的设计计算 (10)
第四章调节阀口径计算 (15)
第一章主要工艺流程和环境特征概况
脱丙烷塔的主要任务是切割C3和C4混合馏分，塔顶轻关键组分是丙烷，塔釜重关键是丁二烯。主要工艺流程如图所示：第一脱乙烷塔塔釜来的釜液和第二蒸出塔的釜液混合后进入脱丙烷塔，进料为气液混合状态，液化率为0.28。进料温度为32℃，塔顶温度为8.9℃，塔釜温度为72℃。塔内操作压力为0.75MPa(绝压)。采用的回流比约为1.13。冷凝器由0℃丙烯蒸发制冷,再沸器加热用的0.15 MPa(绝压)减压蒸汽由来自裂解炉的0.6 MPa(绝压)低压蒸汽与冷凝水混合制得的。和其他精馏塔一样，脱丙烷塔也是一个高阶对象，具有对象通道多、内在机理复杂、变量间相互关联、动态响应慢、控制要求高等特点。脱丙烷塔的自动控制应满足质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。
脱丙烷塔所处的环境为甲级防爆区域,工艺介质为多种烃类混合物,沸点低、易挥发、易燃、易爆，生产装置处于露天，低压、低温。主导风向由西向东。
仪表选型说明
所选仪表应具有本质安全防爆性能等特点，电动Ⅲ型仪表在安全性、可靠性等方面已能满足要求。电动仪表信号传送快且距离远，易与计算机配合使用，除控制阀外，最好全部选用电动Ⅲ型仪表。采用安全栅，可构成本质安全防爆系统。
第二章控制原理分析
1、提馏段的温度与蒸汽流量组成串级控制
下图是精馏塔底部示意图，在再沸器中，用蒸汽加热塔釜液产生蒸汽，然后在塔釜中与下降物料进行传热传质。为了保证生产过程顺利进行，需要把提馏段温度θ。保持恒定。为此在蒸汽管路上装上一个调节阀，用它来控制加热蒸汽流量。从调节阀的做到温度θ发生变化，需要相继通过很多热容积。实践证明，加热蒸汽压力的波动对θ的影响很大。此外，还有来自液相加料方面的各种干扰，包括它的流量、温度和组分等，它们通过提馏段的传质过程，以及再沸器中传热条件（塔釜温度、再沸器液面等），最后也影响到温度θ。很明显当加热蒸汽压力波动较大时，如果采用如图2-1所示的简单单回路温度控制系统，调节品质一般不能满足生产要求。由于存在这些扰动故考虑串级控制系统。
串级控制系统与单回路控制系统相比有一个显著的区别，即其在结构上多了一个副回路，形成了两个闭环。
串级控制系统在结构上与电力传动自动控制系统中的双环系统相同，就其主回路（外环）来看是一个定值控制系统，而副回路（内环）则为一个随动系统。以加热炉串级控制系统为例，在控制过程中，副回路起着对炉出口温度的“粗调”作用，而主回路则完成对炉出口温度的“细调”任务。与单回路控制系统相比，串级控制系统多用了一个测量变送器与一个控制器（调节器），增加的投资并不多（对计算
机控制系统来说，仅增加了一个测量变送器），但控制效果却有显著的提高。其原因是在串级控制系统中增加了一个包含二次扰动的副回路，使系统有如下几点的改善：
①改善了被控过程的动态特性，提高了系统的工作频率。
②对二次扰动有很强的克服能力。
③提高了对一次扰动的克服能力和对回路参数变化的自适应能力。
综上所述，根据系统工艺要求，决定在系统设计中采用闭环串级控制方式。
设计方框图：
采用如图所示的提馏段温度串级控制系统。副调节器QC2根据加热蒸汽流量信号控制调节阀，这样就可以在加热蒸汽压力波动的情况下，仍能保持蒸汽流量稳定。但副调节器QC2的给定值则受主调节器θC1的控制，后者根据温度θ改变蒸汽流量给定值Qr，从而保证在发生进料方面的扰动的情况下，仍能保持温度θ满足要求。用这个方法以非常有效地克服蒸汽压力波动对于温度θ的影响，因为流量自稳定系统的动作很快，蒸汽压力变化所引起的流量波动在2至3s以内就消除了，而这样短暂时间的蒸汽流量波动对于温度θ的影响是很微小的。
2、分程控制
一般来说，一台调节器的输出仅操纵一只调节阀，若一只调节器去控制两个以上的阀并且是按输出信号的不同区间去操作不同的阀门，这种控制方式习惯上称为分程控制。
图表示了分程控制系统的简图。图中表示一台调节器去操纵两只调节阀，实施（动作过程）是借助调节阀上的阀门定位器对信号的转换功能。例如图中的A、B两阀，要求A阀在调节器输出信号压力为0.02～0.06MPa变化时，作阀得全行程动作，则要求附在A阀上的阀门定位器，对输入信号0.02～0.06MPa时，相应输出为0.02～0.1MPa，而B阀上的阀门定位器，应调整成在输入信号为0.06～0.1 MPa时，相应输出为0.02～0.1MPa。按照这些条件，当调节器（包括电/气转换器）输出信号小于0.06MPa时A阀动作，B阀不动；当输出信号大于0.06MPa时，而B阀动作，A阀已动至极限；由此实现分程控制过程。
分程控制可以应用于调节塔顶压力中,以塔顶压力为被控变量，气态丙烯与去尾气管线组成的分程控制。
要保证反应的顺利进行，塔顶的压力恒定也是一个重要的参数。影响此压力的是再沸器的气态丙烯流量以及回流罐的压力。为了扩大控制阀的可调范围，改善控制系统的品质，满足工艺要求，以塔顶压力恒定为主要控制目的，当操纵变量气态丙烯流量的改变不足于控制塔顶压力时，调节去尾气管线上的流量，以达到控制塔顶压力。
3、单回路均匀控制回路
均匀控制是指一种控制方案所起的作用而言，因为就方案的结构
看，有时像一个简单液位（或压力）定值控制系统，有时又像一个液位与流量（或压力与流量）的串级控制系统。
根据工艺要求，塔的进料为单管传输，流量较平稳，回路扰动不大，控制要求不高。为了保证液位稳定在一定的的范围内，从而保证生产的正常进行，可采用均匀控制的方案。从经济和控制效果的角度综合考虑进料回路可选用简单均匀控制方案。
4、液位报警系统
采用ON\OFF输出方式用电极点做液位检测，在液体中给予一定的电视，当导线触到水时电势发生改变。并且采用单片机进行报警控制。
如图,采用继电器和发光二极管进行液位报警指示。
5、温度检测系统
根据要求，我们需要对进料温度、回流物温度、塔顶、塔底的温
度进去检测。所以我们需要设计一多点温度检测系统以达到多点的温度检测要求。如图，由一台上位机，和下位机多点温度数据采集，组成两级分布式多点温度测量的巡回检测系统。通过上位机控制下位机进行现场温度采集。温度值既可以送回主控机进行数据处理，由显示器显示，也可以由下位机单独工作，实时显示当前各点的温度值，对各点进行控制。
第三章节流装置的设计计算
本课程设计要求标准节流装置设计计算需编制计算机程序实现，程序设计流程框图如下图所示。
标准节流装置设计计算原始数据 用途 200-RG2305
介质名称 压缩富气
介质状态 气体
最大量 12000m3/h
正常量 2200m3/h
最小量 1200m3/h
操作温度 40℃
操作压力 1.5MPa
量程比 10:1
1． 辅助计算
① 计算流量标尺
因被测介质为液体，应求出质量流量。
根据流量标尺取标准流量为6000Kg/h ，即为1.6666Kg/s 。
② 计算差压上限
再根据公式1
214241ρπεβP d C
q m ?-=计算P ?
其中C=0.6,1ε=1,β=0.5,d=20D ×β，m q 代17.5000Kg/s ，全部
代入得
P ?=135078.47a P
因国产差变的系列值为1.0，1.6，2.5，4.0，6.0×10n ，取P ?=160000.00a P
③ 求雷诺数
ReD=μπD gm
4
=001139.0*100446.0*141592654.3455
.16*4
=183127.498360
④ 求A2 A2= 1D
2Re ρμP D ? =677*47.135078
*2*100446.0498360
.183127*001139.0 =0.153548
2． 计算初值
① 求1β
设： 0C =∞C =0.6060，0ε=1
令 1X =002
εC A =0.2533795413
又 1β=25.021211??????+X X
=0.4955983337
② 求1ε
因被测介质为液体，所以11=ε
③ 求1C
1C =0.5959+0.0312β12.1—0.1840β18+0.0029β12.5
（106/ReD ）0.75
故1C =0.5959+0.0312×（0.4955983337）2.1—0.1840×
（0.4955983337）8+0.0029×（0.4955983337） 2.5×（106/183127.498360）0.75
=0.6041653582
因此 1δ=1112εC X A -
=0.0004648607
④ 精确度判断
所以 21
1A E δ=
=0.0030274617
3． 进行迭代计算，设定第二个假定值X2 X2=112
εC A
=0.2541489676
2β=25.022221??????+X X
=0.4963047208
2ε=1
2C =0.5959+0.03121.22β—0.184082β +0.00295.22β()75
.06/10eD R
=0.6041854730
因此 2δ =2A —2X 2C 2ε
=-0.0000051122
所以 0000332936.02=E
4． 进行迭代计算，设定第三个假定值3X ，利用快速收敛弦截法
公式（n=3起用）
121
2223δδδ--?-=X X X X =0.2541405981
25.0232331??????+=X X β
=0.4962970445
3ε=1
()75.065.23831.233/100029.01840.00312.05959.0eD R C βββ+-+==0.6041852546
因此 33323εδC X A -=
=0.0000000001
所以 0000000005.03=E
由于 3E =0.0000000005
精确度达到要求。
第四章调节阀口径计算
1、调节阀的选型
在选择调节阀的结构形式时，主要是根据现场被控工艺介质的特点、工艺生产条件和控制要求等，结合调节阀本身的流量特性和结构特点来选择。如用于大口径、大流量、低压差或浓浊浆状及悬浮颗粒物的介质调节时，可选用气动薄膜调节蝶阀；当要求直角连接，介质为高粘度、含悬浮物和颗粒状介质的调节时，可选用流路简单、阻力小、易于冲洗的气动薄膜角型调节阀；当调节脱盐水介质时，由于脱盐水介质中含有低浓度的酸或碱，它们对衬橡胶的蝶阀、隔膜阀有较大的腐蚀性，因此可选用水处理专用球阀，以延长使用寿命；当要求阀在小开度时工作，就不应选用双座阀，因双座阀有两个阀芯，其下阀芯处于流闭状态，稳定性差，易引起阀的振荡。
此外，选用调节阀时，还应考虑调节阀的阀芯型式。阀芯是调节阀最关键的零件，有直行程阀芯和角行程阀芯两大类。直行程调节阀阀芯是垂直节流的，而介质是水平流进流出的，阀腔内流道必然转弯倒拐，使阀的流路形状如倒“S”型，因而存在许多死区，为介质的沉淀提供了空间，易造成堵塞。角行程调节阀的阀芯是水平节流的，与介质的进出方向一致，因此易把不干净介质带走，而且流路简单，介质沉淀空间少，故其防堵性能好。
再次，还应考虑调节阀上阀盖的形式和所用的填料。当介质温度为-20~200℃时，应选用普通型阀盖；当温度高于200℃时，应选用散热型阀盖；当温度低于-20℃时，应选用长颈型阀盖；在有剧毒、易挥发、易渗透等重要介质的场合，应选用波纹管密封型阀盖。上阀盖填料室中的填料有聚四氟乙烯或石墨填料，前者摩擦系数小，可减少回差，且密封性好；后者使用寿命长，但密封性差。
2、调节阀口径计算
从调节阀的Kv计算到阀的口径确定，一般需经以下步骤:
①计算流量的确定。现有的生产能力、设备负荷及介质的状
况，决定计算流量的Qmax和Qmin.
②阀前后压差的确定。根据已选择的阀流量特性及系统特点选定S(阻力系数)，再确定计算压差。
③计算Kv。根据所调节的介质选择合适的计算公式和图表，求得Kvmax和Kvmin.
④选用Kv。根据Kvmax,在所选择的产品标准系列中选取>Kvmax且与其最接近的一级C.
⑤调节阀开度验算。一般要求最大计算流量时的开度≯90%，最小计算流量时的开度≮10%。
⑥调节阀实际可调比的验算。一般要求实际可调比≮10。
⑦阀座直径和公称直径的确定。验证合适后，根据C确定。
3、计算数据
调节阀口径计算数据
项目数据备注
位号FE21105
操作压力 1.0 MPa
安装位置200-LS2119
最大流量6000㎏/h
介质原料油雾化蒸汽
操作密度 4.21kg/m3
公称直径(DN) 200
动力粘度0.01805 MPa.s
工作温度250℃
等熵指数 1.32 cp/cv
计算过程:
(1)计算v K
254
成绩： 《过程控制工程》 课程设计报告 题目：脱丙烷塔控制系统设计 学院：计算机与电子信息学院 班级：自动化 姓名： 学号： 指导教师： 起止日期：2012年12月31日～2013年01月4日
目录 一、设计任务书 (2) 二、设计说明书 (5) 1、摘要 2、基本控制方案的设计与分析 3、节流装置的计算 4、蒸汽流量控制阀口径的计算 三、参考文献 (11) 四、附图 (15)
一、设计题目： 《脱丙烷塔控制系统设计》 二、设计目的： 1、掌握控制系统的基本构成、原理及设计的方法和步骤。 2、掌握控制方案的设计、仪表选型的方法及管道流程图、仪表接线图、仪表安装等 图的绘制方法。 3、掌握节流装置和调节阀的计算。 4、了解信号报警及联锁系统的设计和顺序控制系统的设计。 5、通过理论联系实际，掌握必须的工程知识，加强对学生实践动手能力和独立完成 工程设计任务能力的培养。 三、设计所需数据： 1、主要工艺流程和环境特征概况 脱丙烷塔的主要任务是切割C3和C4混合馏分，塔顶轻关键组分是丙烷，塔釜重关键是组分丁二烯。主要工艺流程如图1所示：第一脱乙烷塔塔釜来的釜液和第二蒸出塔的釜液混合后进入脱丙烷塔，进料为气液混合状态，液化率为0.28。进料温度为32℃，塔顶温度为8.9℃，塔釜温度为72℃。塔操作压力为0.75MPa(绝压)。采用的回流比约为1.13。冷凝器由0℃丙烯蒸发制冷,再沸器加热用的0.15 MPa(绝压)减压蒸汽由来自裂解炉的0.6 MPa(绝压)低压蒸汽与冷凝水混合制得的。和其他精馏塔一样，脱丙烷塔也是一个高阶对象，具有对象通道多、在机理复杂、变量间相互关联、动态响应慢、控制要求高等特点。脱丙烷塔的自动控制应满足质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。 脱丙烷塔所处的环境为甲级防爆区域,工艺介质为多种烃类混合物,沸点低、易挥发、易燃、易爆，生产装置处于露天，低压、低温。主导风向由西向东。 2、仪表选型说明 所选仪表应具有本质安全防爆性能等特点，电动Ⅲ型仪表在安全性、可靠性等方面已能满足要求。电动仪表信号传送快且距离远，易与计算机配合使用，除控制阀外，最好全部选用电动Ⅲ型仪表。采用安全栅，可构成本质安全防爆系统。
脱丁烷塔改造及运行分析 摘要：详细介绍了首套煤制烯烃项目脱丁烷塔运行原理及改造背景，结合上游原料关键组分含量和下游MTBE产品中重组分含量分析改造的必要性及设计需求，并对改造后的脱丁烷塔进行工艺参数优化，达到降低混合C4损失、满足碳四装置原料需求的目的。 关键词：脱丁烷塔改造混合C4损失重组分 一、项目介绍 神华包头煤制烯烃项目烯烃分离装置采用的是美国Lummus公司的前脱丙烷后加氢、丙烷洗工艺技术，将来自甲醇制烯烃装置的产品气通过三级压缩、酸性气体脱除、洗涤和干燥后，在高、低压脱丙烷塔进行初次分离。高压脱丙烷塔顶物流经产品气四段压缩后送至脱甲烷塔，其塔顶产品主要是甲烷，经冷箱换热后得到燃料气。高压脱丙烷塔底物流送至脱丁烷塔，得到C5以上产品和混合C4产品。脱甲烷塔底物流送至脱乙烷塔进行C2和C3分离，塔顶C2进入乙烯精馏塔塔，塔顶产品即为聚合级乙烯产品。塔底C3进入丙烯精馏塔，塔顶馏分便是聚合级丙烯。聚合级的乙烯和丙烯产品分别送入聚乙烯装置和聚丙烯装置作原料，混合C4送至C4装置作为深加工原料。同时，随着原油价格上涨、能源消费结构的变化、加工技术的进步，混合碳四作为石油化工基础原料用于生产具有高附加值的精细化工产品和合成橡胶等技术已成为石油化工研究和投资热点[1]。因此，为了有效降低脱丁烷塔釜物料中的碳四损失，增加混合碳四产量，同时保证混合碳四质量满足下游装置原料需求，我公司经分析决定对脱丁烷塔进行改造。 二、脱丁烷塔改造 1.脱丁烷塔运行原理 脱丁烷塔为板式塔，塔内安装有47块塔盘，塔径1100mm，塔高为29000mm，进料口在28块塔盘上，塔顶设有热旁路调节塔压，塔釜设有蒸汽再沸器。脱丁烷塔（160T605）从C5’s及更重的组分中分离出C4，s组分。脱丁烷塔的进料来自低压脱丙烷塔（160T502）塔釜。从界区外来的混合C4’s物流作为回流的补充。脱丁烷塔顶采出C4产品送往烯烃罐区，作为碳四装置原料储备。塔釜采出C5+产品送往烯烃罐区，作为副产品外卖。设计中混合C4中C5+含量不高于5wt%，混合C5中C4-含量不高于2.5wt%。 脱丁烷塔的压力通过两个压力调节器进行控制。第一个压力调节器PC-661通过分程控制去脱丁烷塔塔顶冷凝器（160E617）冷却水的量（A阀）和热旁通量（B阀）来控制塔压。当第一个压力调节器不能阻止塔压持续上升时，则第二个压力调节器将打开脱丁烷塔回流罐（160V605）顶部的压力调节阀PC-660将物料排放到火炬系统。
纯碱碳化过程的DCS控制方案 纯碱生产的方法主要有三种：天然碱加工、氨碱法、联合制碱法（侯氏制碱法）。而氨碱法（即索尔维制碱）是当今世界大规模制造纯碱的通用工业方法之一其生产工艺经过百多年的生产实践考验，工艺包的技术成熟，稳定可靠。 一.氨碱法纯碱生产流程概述： 氨碱法是一种复杂的化学制造工艺，它主要包括一系列的化工单元操作，共 分九个工序：盐水精制工序、盐水吸氨工序、碳化工序、过滤工序、蒸馏工序、压缩工序、石灰工序、煅烧工序、包装工序。氨碱法生产纯碱的主要原料：石灰石、食盐、焦碳、氨等。 氨碱法生产工艺流程： 首先用水将原盐溶解制成饱和粗盐水，再用石灰—纯碱法除去杂质得精盐水。 精盐水吸氨得氨盐水，冷却在吸收塔内与由蒸馏塔蒸出的氨逆流吸收制成氨盐水，冷却后氨盐水在碳化塔内与二氧化碳作用生成碳酸氢钠，带有结晶的悬浮液由塔低压出，经出碱液槽送往真空过滤机分离出重碱。 过滤得到的NaHCO3滤饼在煅烧工序经加热分解，制得轻质纯碱和炉气，轻质 纯碱通过运输设备送往水合机，采用固相水合法或液相水合法制得重质纯碱， 经干燥、包装得商品重质纯碱（重灰）；轻质纯碱经凉碱塔冷却，包装即为商 品轻质纯碱（轻灰）。 分解过程逸出的二氧化碳经分离、冷却、净化后，由压缩机抽吸和压缩返回碳化过程。 由真空过滤机抽出的过滤母液，被送往蒸馏塔与由石灰石煅烧分解和消化 所得的石灰乳兑和反应蒸出氨，返回吸收塔循环使用。 蒸馏废液则排入渣场。 石灰石用焦炭在石灰窑内煅烧制得生石灰，再通过化灰机与水反应制成石灰乳，分别送至蒸馏工序和盐水工序使用。 石灰窑产生含40%CO2的窑气与煅烧炉产生的含80%以上CO2的炉气通过压缩机 送碳化工序使用。 二系统配制 1系统配制图
《过程控制工程》课程设计报告 题目：脱丙烷塔控制系统设计 学院：计算机与电子信息学院 班级：电气08-3 __________ 姓名：______________________ 学号：__________________________ 指导教师：____________________
起止日期：2012年01月04日?2012年01月12日 摘要 脱丙烷塔的主要任务是利用混合液中各组分挥发度的不同分离丙烷和丁二烯组分，并达到规定的纯度要求。塔顶轻组分主要是丙烷，塔低重组分主要是丁二烯。其中丙烷占10, 丁二烯占89，其它杂质占1。 为了满足脱丙烷塔的自动控制的质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。设计包括提馏段的温度与蒸汽流量的串级控制；塔顶鸭梨为被控变量，气态丙烯与去尾气管线组成分层控制；进料流量的简单均匀控制；回流罐的液位与回流管的回流量组成串级均匀控制；回流量的定制控制；以及进料、回流、塔顶、塔釜的温度检测，塔压检测，回流量的流量检测等。 关键字：串级控制，被控变量，分层控制，均匀控制，定值控制, 检测。
第一章主要故意流程和环境特征概论 (4) 第二章控制原理分析 (5) 1、................................................. 提馏段的温度与蒸汽流量组成串级控制. (5) 2、................................................. 分程控制7 3、................................................. 单回路均匀控制回路.. (7) 4、................................................. 液位报警系统8 5、................................................. 温度检测系统8 第三章节流装置的设计计算 (10) 第四章调节阀口径计算 (15)
小苏打操作规程 一、岗位任务 碱液中的NaCO3和炉气中的Co2反应生成NaHCO3并析出结晶，取出至稠厚器稠厚，晶浆送离心，滤液溢流至滤液桶。 二、适用范围 本规程规定了碳化岗位任务，说明了碳化岗位工艺流程，主要设备与性能，开停车操作，正常操作要点，异常情况及处理，安全措施。 三、职责 负责碳化操作，负责和低压机岗位、离心机水泵岗位联系协调一致工作，负责稠厚器的操作，控制各项工艺指标。掌握设备运行状况，做好记录。负责区域卫生，安全生产。 四、工艺流程 1、流程简述 低压机岗位来炉气分离净化后从塔底进入，碱液从塔上部进入，气液在塔内逆流接触反应生成NaHCO3，经冷却析出结晶，由塔底取出至稠厚器，稠厚器晶浆送离心，滤液溢流至滤液桶，塔顶尾气经旋液分离器排空，分离后的碱液自流至滤液桶。 2、主要流程图见附图 1、进塔碱液浓度60-85tt 2、进塔co2浓度＞40%，每班允许低于40%。 3、塔温：上部70-80℃ 中部 73-89℃ 取出 56-73℃ 4、进塔炉气压力 0.2-0.32Mpa 5、取出固液比（40秒）10%-30%，低于10%一般不宜取出。 6、尾气Co2含量10%-20% 7、进塔碱液70-82℃ 8、塔作业时间8-16小时 9、正常液位为绿灯亮，黄灯警告，红灯禁止。 七、开车准备和开车程序 7.1开车准备 7.1.1 开塔前要用水清洗并放净水。 7.1.2 检查各阀门是否灵活好用，各管线是否畅通，检查各压力表，温度表，液位灯是否齐全完好，检查冷却水是否正常。 7.1.3 检查稠厚器减速机是否完好，检查油位油质是否良好。 7.1.4 和低压机岗位、离心机岗位联系，做好开车准备。 7.2 开车程序
化工动态建模报告 题目：基于脱丙烷塔的精馏塔建模及稳态仿真姓名: 赵东 学号：2011200832 班级：信研1102
目录 一、背景介绍 (3) 1、课题背景 (3) 2、气分脱丙烷装置介绍 (3) 二、模型分析 (5) 1、建模方法 (5) 2、机理分析 (5) 三、模型建立 (7) 1、参数整理 (7) 2、逐板递推计算公式 (8) 四、仿真实验 (10) 1、仿真界面 (10) 2、仿真验证 (12) 2.1、脱丙烷塔的仿真检验 (12) 2.2、其它模型工况参数检验 (16) 参考文献 (18) 附录程序 (19)
一、背景介绍 1、课题背景 精馏塔作为化工流程中最重要的设备之一，一直是人们研究的热点。而一套好的精馏塔模型，可以给我们的研究和控制带来很多便利。本课题基于气分脱丙烷过程，研究学习了脱丙烷塔的模型建立，用脱丙烷过程中实际工况数据加以验证。此外，基于此模型还编制了一个精馏塔稳态仿真的MATLAB界面，适用于其它相似的分离过程，达到方便且快捷仿真的目的。 2、气分脱丙烷装置介绍 气体分馏装置是以催化裂化装置所产液化气经脱硫、脱硫醇后作为原料，主要生产精丙烯，再作为聚丙烯装置的原料。丙烷馏分可作为工业丙烷或与碳四混合后作为民用液化气。 脱除硫化氢和硫醇的催化液化气进入装置，经凝聚脱水器脱除游离水后进入脱丙烷塔进料罐，液化气通过脱丙烷塔进料泵从进料罐抽出，经原料—碳四换热器换热后，再经脱丙烷塔进料加热器加热，以泡点状态进入脱丙烷塔的进料塔板。 脱丙烷塔采用了69层高效浮阀塔。塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经脱丙烷塔顶冷凝器冷凝冷却后进入脱丙烷塔顶回流罐，冷凝液自脱丙烷塔顶回流罐抽出，一部分用脱丙烷塔顶回流泵送入塔顶第69层塔板上作为塔顶回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵抽出作为进料。脱丙烷塔底再沸器热源为中压蒸汽。塔底碳四采出馏分经于原料换热后，再经碳四馏分冷却器冷却后送至液化气罐区。如图1.1[1]。
碳铵三楼操作规程 1 范围 本规程规定了碳化岗位的任务、工艺、操作要点及事故处理方法。 本规程适用于我公司碳化岗位的工艺控制与操作。 2 碳化岗位的任务 在加压的条件下，用浓氨水吸收来自变换工段变换气中的二氧化碳，制得合格的碳化气，同时制得碳酸氢铵结晶的悬浮液。碳化尾气中的氨气回收利用。 3 氨水碳化过程原理 氨水碳化过程是一个伴有化学反应的吸收过程，其发生的化学反应复杂，总的可用以下两个反应式表示： 2NH3 + H2O+ CO2 (NH4)2CO3 + Q (NH4)2CO3 + H2O + CO2 2NH4HCO3 + Q 实际反应过程是NH3与CO2反应生成氨基甲酸铵，氨基甲酸铵进一步水解生成碳酸铵，碳酸铵再吸收CO2生成碳酸氢铵。 2NH3 + CO2 NH4COONH2 NH4COO NH2 + H2O (NH4)2CO3 (NH4)2CO3 + H2O+CO2 2NH4HCO3 + Q 4 工艺流程及设备一览表 工艺流程图见附页 流程简述 来自变换工段的变换气，由塔底分别进入两个碳化主塔内，变换气中的CO2分别在主塔内碳化液反应吸收，反应热由水箱内的冷却水带走，气体由两主塔顶部出来再由付塔底进入，与付塔内的氨水反应被吸收，然后从付塔顶部出来进入综合塔底部，气体中的少量CO2和微量H2S 被综合塔底部的浓氨水吸收，气体再进入到顶部的回收段，与塔顶下来的软水逆流接触，气体中的剩余氨被吸收，气体由塔顶出来去精脱硫岗位。
浓氨水由浓氨泵打入付塔，吸收部分CO2再由碳化泵从付塔内碳化液打到主塔内吸收CO2，形成的碳酸氢铵悬浮液由塔底的取出管取出，去分离岗位分离，取出的母液溢流到母液槽供吸氨使用，分离后的一部分母液也去母液槽。软水由软水泵打入综合塔顶部吸收部分分离后氨放到铜洗岗位，经过提浓以后再由合成岗位打到综合塔底部吸收少量的CO2，然后再放到母液槽使用。 设备一览表 5 工艺指标 气体成分 5.1.1 主塔CO2%：8%~12% ；跑氨：≤3.0g/m3。 5.1.2 副塔出口CO2%：≤% ；跑氨：≤20.0g/ m3。 5.1.3 综合塔CO2%：≤%；跑氨：≤0.10g/ m3。 压力 5.2.1 气体总入口压力：≤； 5.2.2 副塔气体入口压力：≤； 5.2.3 综合塔出口压力：≤。 温度 5.3.1 主塔：底温38~45℃； 5.3.2 副塔：底温38-43℃； 5.3.3 综合塔出口气体≤30℃； 5.3.4 变换气入口温度≤35℃。 液位 5.4.1 开五、六机 主塔5灯，副塔4灯，综合塔回收段2灯、清洗段2灯； 5.4.2 全停车
2＃裂解装置在较长一段时期内处于低负荷操作，班组对高负荷下的系统操作显得不够熟悉。对于2#裂解装置，由于操作滞后对系统的影响比1#装置要大许多，因此我们要充分认识到操作的困难性和苛刻性，并及时进行调整。高压脱丙烷塔TB401在高负荷状态下运行会出现瓶颈问题： 第一、在高负荷下高压脱丙烷塔TB401当前只投一台再沸器，盘油调节阀 FV24002几乎要接近全开（目前新增脱丙烷塔再沸器EB-401C正在施工中，等施工完毕后投两台再沸器并运，第三台备用）。当液相进料在超过35t/h时，TB-401塔的分离效果会比较差，塔釜轻组分偏多，容易造成低压脱丙烷塔系统和脱丁烷塔系统超压。所以在高负荷状态下，应联系急冷岗位尽量提高盘油温度，以保证TB401灵敏板温度控制在38－40℃，塔釜温度保持在80-83℃；同时要密切注意TB401塔釜分析仪表C2组分的变化，如果仪表有较大的偏差必须马上通知仪表进行处理。 第二、在提高高压脱丙烷塔再沸用量时，必须要注意塔顶的C4组分不能超标，塔顶温度控制在-5℃以下，否则过多重组分带入碳二加氢系统，会影响催化剂活性和寿命。 第三、在进行裂解炉切炉、投料负荷及COT改变、液相干燥器切换排液等操作时，应密切注意TB401液相进料量变化，在确保TB401状态正常前提下进行前述操作。此项工作值班长必须跟踪前后系统变化，协调前后岗位的合作，保证系统的平稳运行。 第四、如果出现TB402、TB530超压的情况，塔顶冷剂量不能无限的增加，要确保压缩机的安全运行。主操必须冷静分析原因，塔顶冷凝器换热效果不好、或者是进料轻组分过多、或者是塔釜再沸量过大等等，针对相应的情况作出正确的调整。 第五、TB402超压调整措施：当发生低压脱丙烷塔TB401塔压超高、回流罐VB-402液位偏低时，高压脱丙烷塔TB401由于少了自VB402的这股回流(FV24009)，TB401的顶温会迅速上升。此时，应加大自VB401的这股回流FV24006（VB401液位时可通过EB409冷剂进行调节）。同时，应逐渐提高TB401的釜温至80-83℃，减少塔釜的碳二含量。低压脱丙烷塔超压时，可以通过VB402的火炬排放阀HV24018进行控制。
碳化工段操作规程 GE GROUP system office room 【GEIHUA16H-GEIHUA GEIHUA8Q8-
碳铵三楼操作规程 1 范围 本规程规定了碳化岗位的任务、工艺、操作要点及事故处理方法。 本规程适用于我公司碳化岗位的工艺控制与操作。 2 碳化岗位的任务 在加压的条件下，用浓氨水吸收来自变换工段变换气中的二氧化碳，制得合格的碳化气，同时制得碳酸氢铵结晶的悬浮液。碳化尾气中的氨气回收利用。 3 氨水碳化过程原理 氨水碳化过程是一个伴有化学反应的吸收过程，其发生的化学反应复杂，总的可用以下两个反应式表示： 2NH 3 + H 2O+ CO 2 (NH4)2CO 3 + Q (NH 4)2CO 3 + H 2O + CO 2 2NH 4HCO 3 + Q 实际反应过程是NH 3与CO 2反应生成氨基甲酸铵，氨基甲酸铵进一步水解生成碳酸铵，碳酸铵再吸收CO2生成碳酸氢铵。 2NH 3 + CO 2 NH 4COONH 2 NH 4COO NH 2 + H 2O (NH 4)2CO 3 (NH 4)2CO 3 + H 2O+CO 2 2NH 4HCO 3 + Q 4 工艺流程及设备一览表 4.1 工艺流程图见附页
4.2 流程简述 来自变换工段的变换气，由塔底分别进入两个碳化主塔内，变换气中的CO 2 分别在主塔内碳化液反应吸收，反应热由水箱内的冷却水带走，气体由两主塔顶部出来再由付塔底进入，与付塔内的氨水反应被吸收，然后从付塔顶部出来进入综合塔 底部，气体中的少量CO 2和微量H 2 S被综合塔底部的浓氨水吸收，气体再进入到顶 部的回收段，与塔顶下来的软水逆流接触，气体中的剩余氨被吸收，气体由塔顶出来去精脱硫岗位。 浓氨水由浓氨泵打入付塔，吸收部分CO 2 再由碳化泵从付塔内碳化液打到主塔 内吸收CO 2 ，形成的碳酸氢铵悬浮液由塔底的取出管取出，去分离岗位分离，取出的母液溢流到母液槽供吸氨使用，分离后的一部分母液也去母液槽。软水由软水泵打入综合塔顶部吸收部分分离后氨放到铜洗岗位，经过提浓以后再由合成岗位打到 综合塔底部吸收少量的CO 2 ，然后再放到母液槽使用。 4.3 设备一览表 5 工艺指标 5.1 气体成分 5.1.1 主塔CO 2 %：8%~12% ；跑氨：≤3.0g/m3。
《过程控制工程》课程设计任务书 一、设计题目：脱丙烷塔控制系统设计 二、设计目的： 1、掌握控制系统的基本构成、原理及设计的方法和步骤。 2、掌握控制方案的设计、仪表选型的方法及管道流程图、仪表接线图、 仪表安装等图的绘制方法。 3、掌握节流装置和调节阀的计算。 4、了解信号报警及联锁系统的设计和顺序控制系统的设计。 5、了解过程控制设计的设计文件构成及编制。 6、通过理论联系实际，掌握必须的工程知识，加强对学生实践动手能力 和协作完成工程设计任务能力的培养。 三、设计所需数据： 1、主要工艺流程和环境特征概况 脱丙烷塔的主要任务是切割C 3和C 4 混合馏分，塔顶轻关键组分是丙烷，塔 釜重关键是丁二烯。主要工艺流程如附图1所示：第一脱乙烷塔塔釜来的釜液和第二蒸出塔的釜液混合后进入脱丙烷塔，进料为气液混合状态，液化率为0.28。进料温度为32℃，塔顶温度为8.9℃，塔釜温度为72℃。塔内操作压力基本恒定在0.75MPa(绝压)。采用的回流比约为1.13。冷凝器由0℃丙烯蒸发制冷,再沸器加热用的0.15 MPa(绝压)减压蒸汽由来自裂解炉的0.6 MPa(绝压)低压蒸汽与冷凝水混合制得的。和其他精馏塔一样，脱丙烷塔也是一个高阶对象，具有对象通道多、内在机理复杂、变量间相互关联、动态响应慢、控制要求高等特点。假设该脱丙烷塔控制的主要目标是塔釜关键组分，可以再沸器的减压蒸汽流量为操纵变量构成控制系统，且此时再沸器的减压蒸汽流量是经常出现的扰动。同时要保持塔进料稳定，以及塔釜液位与塔底A馏出物料均匀缓慢变化。试设计自动控制，满足质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。 脱丙烷塔所处的环境为甲级防爆区域,工艺介质为多种烃类混合物,沸点低、易挥发、易燃、易爆，生产装置处于露天，低压、低温。主导风向由西向东。 2、仪表选型说明 所选仪表应具有本质安全防爆性能等特点，电动Ⅲ型仪表在安全性、可靠性等方面已能满足要求。电动仪表信号传送快且距离远，易与计算机配合使用，除控制阀外，可选用电动Ⅲ型仪表或采用数字式控制仪表。采用安全栅，构成本质
精馏塔单元仿真实训指导书 目录 一、工艺流程说明 (1) 1、工艺说明 (1) 2、本单元复杂控制方案说明 (2) 3、设备一览 (2) 二、精馏单元操作规程 (2) 1、冷态开车操作规程 (2) 2、正常操作规程 (3)
3、停车操作规程 (4) 4、仪表一览表 (6) 三、事故设置一览 (7) 四、仿真界面 (9) 附：思考题 (11) 一、工艺流程说明 1、工艺说明 本流程是利用精馏方法，在脱丁烷塔中将丁烷从脱丙烷塔釜混合物中分离出来。精馏是将液体混合物部分气化，利用其中各组分相对挥发度的不同，通过液相和气相间的质量传递来实现对混合物分离。本装置中将脱丙烷塔釜混合物部分气化，由于丁烷的沸点较低，即其挥发度较高，故丁烷易于从液相中气化出来，再将气化的蒸汽冷凝，可得到丁烷组成高于原料的混合物，经过多次气化冷凝，即可达到分离混合物中丁烷的目的。 原料为67.8℃脱丙烷塔的釜液(主要有C4、C5、C6、C7等)，由脱丁烷塔(DA-405)的第16块板进料(全塔共32块板),进料量由流量控制器FIC101控制。灵敏板温度由调节器TC101通过调节再沸器加热蒸汽的流量,来控制提馏段灵敏板温度，从而控制丁烷的分离质量。 脱丁烷塔塔釜液（主要为C5以上馏分）一部分作为产品采出，一部分经再沸器(EA-418A、B)部分汽化为蒸汽从塔底上升。塔釜的液位和塔釜产品采出量由LC101和FC102组成的串级控制器控制。再沸器采用低压蒸汽加热。塔釜蒸汽缓冲罐（FA－414）液位由液位控制器LC102调节底部采出量控制。 塔顶的上升蒸汽（C4馏分和少量C5馏分）经塔顶冷凝器（EA-419）全部冷凝成液体，该冷凝液靠位差流入回流罐（FA-408）。塔顶压力PC102采用分程控制：在正常的压力波动下，通过调节塔顶冷凝器的冷却水量来调节压力，当压力超高时，压力报警系统发出报警信号，PC102调节塔顶至回流罐的排气量来控制塔顶压力调节气相出料。操作压力 4.25atm (表压)，高压控制器PC101将调节回流罐的气相排放量，来控制塔内压力稳定。冷凝器以冷却水为载热体。回流罐液位由液位
碳化塔操作控制要点 1、碳酸化塔的生产强度，是一个重要的指标。一般以碳酸化的总容积利用系数表示，其单位（以纯碱计）为t/（m3.d），生产强度与塔的容积相乘为塔的生产能力。这三者的关系，可以用下式表示 W=BV 式中W---塔的生产能力（以纯碱计）t/d; V---塔的容积，m3 B---塔的生产强度（以纯碱计）t/（m3. d）. 显然，当塔的容积一定时，塔的生产能力大小决定生产强度的大小。而影响生产强度的因素，除了塔的结构性能以外，还有影响反应和反应速度的操作条件，诸如反应物的浓度、温度、气体的压力，塔内液柱高度、塔的冷却面积、传热效率等。由于受自动化水平的限制，目前，在中国这些条件主要靠人工和DCS 操作系统来控制、掌握、调节、利用。所以，能否提高生产强度，就取决于操作人员、管理人员能否充分掌握塔的性能特点，对所有条件加以适当控制的利用，使设备潜力充分挖掘出来。操作控制的基本原则是：第一不能只顾反应速度而不管晶核正常成长需要的时间，从而减少结晶的粒度，导致过滤、煅烧条件恶化；第二不能只顾加快出碱而不管碳酸化氨盐水必要的停留时间，从而降低NaCL的转化率，同时增加各种物料和能源的消耗；第三不能只图一时或短期的高产，而不顾塔的性能特点限制，从而导致
正常制碱周期的缩短，增加改塔次数，甚至造成改塔次序紊乱，带来不应有的生产波动和损失。 根据实践经验，以容积利用系数表示的碳酸化塔平均生产强度，一般为1.0—1.2纯碱/（m3. d）(包括清洗塔在内)确定各种不同条件下适宜的生产强度指标，应以具体探索、实践中总结出来的数据为依据。 2、进塔的氨盐水含NaCL及自由氨的浓度应较高，并保持NH3与CL-的比数在1.13—1.18之间。氨盐水中含NaCL及自由氨浓度越高，则化学反应进行越完全，生成的NaHCO3越多，但NH3与CL-应有一定比例，出碱液中NH3与CL-之比例为1﹕1。在碳化反应过程中，氨盐水中约有10%--13.5%的氨被塔顶排出的尾气所带出（塔顶排气温度低，被带出的NH3较少；反之则被带出的NH3多）。故氨盐水中含NH3与CL-之比应保持较高。氨盐水中含自由氨99—103tt,含CL-88—90tt,含自由氨过低则NaCL转化率低，如果含自由氨过高则不但降低了CL-的浓度及使NH3的转化率降低，而且会造成碳酸化制碱塔的“堵塔”现象发生，因有大量的过剩NH4HCO3生成结晶，使塔的内壁、菌帽和冷却管等堵塞。 3、碳酸化氨盐水的温度保持38—42℃，含CO2保持在55—65tt 之间。碳化氨盐水温度过高，则使制碱塔塔顶氨损失过大，使NaCL转化率降低。碳化氨盐水含CO2过高，则清洗效率低，碳酸化塔内结疤清洗不彻底，会造成堵塔现象的发生，碳化氨盐水
碳铵实习报告 通过这次为期十天在富源化工的学习，熟悉并掌握碳铵工艺流程、操作控制要点、倒塔操作、分析检测、离心包装、事故经验分析。现我将此次所学到的东西做简单的叙述。 一、反应原理 浓氨水与二氧化碳在碳化塔副塔逆流接触生成碳化氨水，碳化氨水从碳化塔主塔顶部进入与二氧化碳逆流接触。生成碳酸氢氨晶浆液。经加工处理制得碳酸氢氨。其主反应方程式为： CO2+NH3+H2O=NH4HCO3+Q 二、主要设备 富源化工的碳胺工艺与我们的大同小异，只有个别差异。其主要的设备有：两个高位吸氨器（一用一备）用于吸收合成来的气氨；一个换热器用于冷却从高位吸氨器出来的氨水；一个直管喷洒冷却排管用于进一步对氨水温度的控制；三个浓氨槽（两用一备）一个稀氨槽一个母液槽用于储存制备的浓氨水；四个碳化塔其中一个作为固定副塔一个主塔一个副塔一个备用除固定副塔外其余三塔可 以相互切换；一个综合塔用于尾气的洗涤和回收；四个稠厚器（现只使用了三个）；两台离心机；一个晶液槽；一个添加剂槽；一个软水泵；三个吸氨泵；二个浓氨泵；二个固定副塔泵；一个添加剂泵；两个陶晶泵；两个生产泵等设备。 三、工艺流程 主要分为气相和液相流程。其流程如下： 液相：从浓氨槽、稀氨槽、母液槽出来的氨水通过吸氨泵打入高位吸氨器中
与来自合成的气氨进行吸收，从高位吸氨器出来的氨水通过换热器进行第一次冷却降温后再到冷却排管进行第二次降温使氨水温度小于35℃，从冷排出来的氨水进入浓氨槽，如此循环制得合格滴度的浓氨水（185～195tt）通过浓氨泵打入固定副塔内进行第一次预碳化，再用固定副塔泵将浓氨水打入碳化副塔进行第二次预碳化，再经过生产泵打到主塔与18%的CO2充分结合生成碳铵结晶，利用主塔的压力直接压到稠厚器，一些细小的的结晶颗粒从稠厚器的溢流口直接去晶液槽，结晶颗粒回到稠厚器继续使用；大颗粒直接经过稠厚器底部入口进入离心机进行离心分离。离心出来的碳铵结晶直接进入包装，而离心出来的液相进入母液槽进行回收循环。 气相：从合成氨过来的低变气（含CO218%）进入主塔反应生成碳铵，合成时其中CO2吸收不完全，从顶部出来8%—12%的CO2进入副塔用浓浓氨水进一步反应，形成预碳液，控制副塔尾气含量小于2.0%再进入固定副塔吸收剩余的CO2至小于1.0%从固定副塔出来进入综合塔。综合塔分为两段吸收，上段为清洗段，下段为回收段，其中回收段用稀氨水吸收其中的CO2，但是还是有微量的CO2和少量的氨气从下段溢出，进入清洗段，清洗段则是利用软水进行清洗，以达到最后去合成压缩的尾气合格。 四、流程图
目录 目录 (1) 2008级电气08-3 (2) 过程控制工程课程设计任务书 (2) 一、摘要 (7) 二、基本控制方案的设计与分析 (9) 三、节流装置计算: (11) 参考文献 (17) 附件 (18)
2008级电气08-3 过程控制工程课程设计任务书 一、设计题目： 《脱丙烷塔控制系统设计》 二、设计目的： 1、掌握控制系统的基本构成、原理及设计的方法和步骤。 2、掌握控制方案的设计、仪表选型的方法及管道流程图、仪表接线图、 仪表安装等图的绘制方法。 3、掌握节流装置和调节阀的计算。 4、了解信号报警及联锁系统的设计和顺序控制系统的设计。 5、通过理论联系实际，掌握必须的工程知识，加强对学生实践动手能力 和独立完成工程设计任务能力的培养。 三、设计所需数据： 1、主要工艺流程和环境特征概况 脱丙烷塔的主要任务是切割C 3和C 4 混合馏分，塔顶轻关键组分是丙烷，塔 釜重关键是组分丁二烯。主要工艺流程如图1所示：第一脱乙烷塔塔釜来的釜液和第二蒸出塔的釜液混合后进入脱丙烷塔，进料为气液混合状态，液化率为0.28。进料温度为32℃，塔顶温度为8.9℃，塔釜温度为72℃。塔内操作压力为0.75MPa(绝压)。采用的回流比约为1.13。冷凝器由0℃丙烯蒸发制冷,再沸器加热用的0.15 MPa(绝压)减压蒸汽由来自裂解炉的0.6 MPa(绝压)低压蒸汽与冷凝水混合制得的。和其他精馏塔一样，脱丙烷塔也是一个高阶对象，具有对象通道多、内在机理复杂、变量间相互关联、动态响应慢、控制要求高等特点。脱丙烷塔的自动控制应满足质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。 脱丙烷塔所处的环境为甲级防爆区域,工艺介质为多种烃类混合物,沸点低、
课程设计报告 题目：脱丙烷塔控制系统设计 学院：_____________________________ 班级：电气08-3 __________ 姓名： ______________________________ 学号： ______________________________ 指导教师： ___________________________
摘要 脱丙烷塔的主要任务是利用混合液中各组分挥发度的不同分离丙烷和丁二烯组分，并达到规定的纯度要求。塔顶轻组分主要是丙烷，塔低重组分主要是丁二烯。其中丙烷占10, 丁二烯占89，其它杂质占1。 为了满足脱丙烷塔的自动控制的质量指标、物料指标、能量平衡及约束条件等要求。设计包括提馏段的温度与蒸汽流量的串级控制；塔顶鸭梨为被控变量，气态丙烯与去尾气管线组成分层控制；进料流量的简单均匀控制；回流罐的液位与回流管的回流量组成串级均匀控制；回流量的定制控制；以及进料、回流、塔顶、塔釜的温度检测，塔压检测，回流量的流量检测等。 关键字：串级控制，被控变量，分层控制，均匀控制，定值控制, 检测。
第一章主要故意流程和环境特征概论 (4) 第二章控制原理分析 (5) 1、................................................. 提馏段的温度与蒸汽流量组成串级控制. (5) 2、................................................. 分程控制7 3、................................................. 单回路均匀控制回路.. (7) 4、................................................. 液位报警系统8 5、................................................. 温度检测系统8 第三章节流装置的设计计算 (10) 第四章调节阀口径计算 (15)
碳化塔选型技术探讨 来源:中国化工信息网 2007年8月13日 碳化工序是纯碱生产的心脏，而碳化塔又是碳化工序的关键设备。碳化塔选型一旦确定，直接影响到将来纯碱生产的各项指标的完成、消耗的高低、质量的优劣，甚至是投资的高低。对于一个纯碱厂来说，无论是新建还是扩产，碳化塔的选型是一个非常重要的决策。对碳化塔的性能认识，传统上往往重视的是碳化转化率的高低、碳酸氢钠结晶质量的好坏以及生产能力的大小。但实际上碳化塔的性能指标不仅是转化率，结晶质量和能力，还有更多的指标决定着碳化塔的性能，而这些指标又往往决定着转化率和结晶质量，决定着生产能力的大小。因此，如何正确地评价碳化塔的性能，笔者从技术方面进行综合分析并提出了建议，以供制碱同仁参考。 1 碳化塔能力、转化率、结晶质量 1.1 碳化塔能力 碳化塔的能力是碳化塔选型的第一要素。任何一个企业在进行新建或扩建时都希望用最少的碳化塔的台数、最少的碳化塔投资额达到产量的设计能力。随着碳化塔的大型化，其生产能力也相应提高，如Φ3000/3400异径菌帽碳化塔Φ2800/3000筛板碳化塔，这些大型碳化塔的能力都达到了300t/d产量，是近几年来新建和扩建纯碱厂首选的碳化塔。实践证明，同样塔径的筛板塔和菌帽塔相比，筛板塔生产能力大10%-15%，塔板效率高于15%。尽管这两种塔型的能力都能达到300t/d，但是由于其塔的内部结构和塔径有着较大的差异，因此也导致在投资上有很大的差异。显然，由于筛板塔的塔板数量在吸收反应段比菌帽塔减少1倍，同时在塔径上的差异，筛板塔的投资要远远小于菌帽塔，有资料表明筛板塔的造价与菌帽塔相比可降低40%左右。从这个意义上讲，笔者认为单纯从能力的指标比较，应该是能力/单位投资额比较，而不是单纯的生产能力的比较，这是投资者往往容易忽略的问题。 1.2 碳化转化率 转化率是纯碱工作者非常重视的指标，在评价碳化塔及操作时，经常是把转化率当成最主要的工艺指标来评价。因为转化率是影响纯碱盐耗的重要工艺指标，转化率每降低1%，将造成15kg/t 原盐消耗的升高。一个性能好的碳化塔， 碱 在其它工艺条件满足的情况下，转化率应该大于75%，甚至可达到76%。但是转化率并不是越高越好。对于碳化塔还有一项更重要的、近年来倍受制碱专家重视的指标，那就是结晶质量。 1.3 结晶质量 结晶质量关系到后续工序的工艺指标及消耗指标的控制。如对滤过水分的影响、对滤过盐分的控制、对滤过洗水用量的影响、对滤过损失的影响、对母液当量的影响、对蒸馏塔负荷的影响、对蒸馏用蒸汽消耗的影响、对煅烧炉能力的影响，对煅烧蒸汽消耗的影响，对纯碱的8项消耗中7项如盐耗、水耗、石灰石耗、煤耗、中压蒸汽消耗、低压蒸汽消耗、电耗都有着直接的影响，这就是为什么制碱专家更加重视碳化结晶质量的原因。 碳化塔的结晶质量不是一个独立的工艺参数，是操作和其它外界工艺条件的综合反映。因此在比较各种不同结构的碳化塔时，应该是在相同的操作参数下比较。比如，相同的负荷能力、相同的控制温度和压力等操作参数、以及碳化率与结晶指标控制所造成的相互影响等等。在实际操作控制中，碳化结晶与碳化转化
设计一脱丙烷塔。已知进料量h kmol /100，原料压力MPa 0.1，温度50℃,组成如下表。塔操作压力 0.817()MPa A ，塔顶设全凝器，塔底设再沸器。分离要求：塔顶异丁烷含量为0.06，塔底丙烷含量为 0.06 解：（一）、用简捷法得到如下基本参数 （二）LM 法 1、初步确定理论级数 1）设8=S 、2=n 、6=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算，结果列表：
2）设7=S 、2=n 、5=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算 3）比较进料板液摩尔分数已经接近，可进入第一次循环。 2、第一次循环 1）塔顶塔底量调整 1585.035.165.684977.05652.0=+-== ?A d 4004.062 .538.42206 .01871.0-=+-=?B d 4509.07076.122107.02924.22716.02716.02107.0-=+-= ?C d 0073.09972 .4037 .00028.00102.00102 .00370.0=+ -=?D d 归零化，使得 ∑=?0d ，i i w d ?-=?- 2）根据调整后的数据进行塔的逐板计算，结果列表，各板的汽液流率和摩尔分数列表 3）温度分布 4）计算各板气液流率 5）计算换热器热负荷 6）计算各板汽体液体流率 7）核算各板气液组成 （1）各板汽液流率和温度确定相对挥发度 （2）逐板计算
3、采用同样的方法，经过4次循环，结果如下：
基本达到要求。故理论板数为7.
纯碱生产碳化工艺过程建模与优化控制 发表时间：2018-11-16T20:37:34.333Z 来源：《基层建设》2018年第26期作者：何国庆 [导读] 摘要：纯碱Na2CO3是一种重要的基本化工原料。 内蒙古吉兰泰碱业有限公司内蒙古阿拉善盟 750333 摘要：纯碱Na2CO3是一种重要的基本化工原料。它也是一种传统的化学产品，经过多年的生产和使用。它在国民经济中有着巨大的需求。广泛应用于化工、医药、玻璃、冶金、造纸等行业。产业的发展直接关系到国民经济的发展和人民生活水平的提高。 关键词：碳酸生产；过程建模；优化控制； 碳酸化反应是纯碱生产的基本步骤，其机理比较复杂。碳酸化塔是整个纯碱生产的核心单元。有许多化学反应等过程传热、传质和结晶，以及存在的气体，液体和固体三相物质，并且每个塔分为两个清洗和碱，这是一个复杂的生产过程连续和间歇的特点。因为碳化是多塔并行操作，每个塔的材料流相互耦合的关系，内部和外部的干扰严重，静态和动态特性是复杂的，它有严重的非线性和时变，因此传统的控制不能达到理想的控制效果。 1.简要流程 氨碱法的主要生产流程，主要包括：化盐和盐水精制、氨盐水的制备、碳化和重碱过滤、重碱的煅烧、氨的回收以及石灰石的煅烧等。碳化过程是整个制碱生产的核心，其他生产过程均是围绕着碳化生产服务的。精氨盐水由泵送预碳化塔（清洗塔）上部，塔底通入石灰窑来的二氧化碳气（窑气）进行预碳化（清洗）。由于碳化塔制碱时间过长，易在塔壁及冷却水管上结碱疤，故需几塔一组轮流制碱、清洗。出清洗塔的碳化液用窑气气提送入制碱塔上部，来自煅烧炉浓度较高的二氧化碳气进入塔的下部，二氧化碳浓度较低的窑气进入塔的中部制碱，在制碱过程中有热量放出，但制碱需在一定的温度下进行并使析出的结晶颗粒增大，故在碳化塔下部设置冷却水箱进行冷却，生成的碳酸氢钠（重碱）结晶由塔底排出。 2.纯碱生产碳化工艺过程建模 2.1碳化塔反应器的数学模型 由于碳化过程涉及液膜、液相本体和碳化塔3个尺度上的传质、传热和化学反应，建模时需分别考虑，综合描述。对于液膜中发生的化学反应，只需考虑快反应而忽略其它慢反应；而对于液相本体，则反应为过程的速率控制步骤，其余快速反应均可考虑为瞬时平衡过程。根据问题的特点，我们将碳化塔模型划分为膜内的CO2 吸收模型、液相本体模型和全塔模型，简要说明。 2.2膜内的CO2 吸收模型 描述液膜内各组分的扩散与反应过程，由一组非线性微分方程给出，本体液相浓度作为其边界条件。求解该方程，可得CO2 的吸收速率，然后将其与液相本体模型联立，进一步确定本体各组分浓度和温度。 2.3液相本体模型 描述塔板上液相本体的流动、传热、传质、结晶与多种化学反应，由塔板上各组分的质量守恒方程、热量衡算方程、晶体粒数衡算方程、电中性方程、压力平衡方程以及水相体积变化方程等组成，据此可确定出塔板上气相各组分的吸收与挥发速率，液相组分的浓度、温度、过饱和度、晶体粒度及分布等30多种物理量。 2.4全塔模型 设每块塔板上气—液均达到理想混合，塔板间不存在液体的返混，然后将各塔板串联，方程联立，并给出有关的模型参数.就组成了碳化塔的完整数学模型。模型中涉及的各类参数与基础数据如下：反应速率常数；化学平衡和相平衡常数以及组分的活度系数；反应热和传热物性参数；气液传质系数；塔结构参数和操作条件。膜内的微分方程可采用有限元正交配置法求解；对于本体方程，采用改进的牛顿—拉夫森方法与膜内方程一道联立求解；对于全塔模型，则采用试差法逐板迭代求解。 2.5碳化塔建模过程 1）首先对碳化塔建立机理动态模型，根据碳化物料衡算及热量衡算，获得塔内中上部温度、结晶临界温度、NaCl 转化率、出碱温度等响应曲线。2）应用仿真技术，找出影响临界点温度的多种干扰因素，临界点的漂移会影响NaHCO3 结晶制碱周期。为此，碳化过程保持衡稳是优化操作与控制目标的首要任务。3）应用模式识别方法获得碳化塔的状态特征，并以塔内中上部温度为主要状态变量，进行操作控制，找出结晶质量与塔内温度分布之间的关系。4）建立碳化塔动态数学模型。通过对碳化塔机理动态模型的分析，并应用仿真技术和模式识别等方法，从热平衡方程出发，建立碳化塔特征（温度分布）的动态数学模型。完成了纯碱生产碳化工艺过程建模与优化控制理论设计后，就可以分析计算模型验证与优化，搭建纯碱生产碳化过程的控制系统。 3.优化控制 3.1模型预测控制策略 模型预测控制是一种基于模型的闭环优化控制、策略，其核心是：可预测过程未来行为的动态模型，在线反复优化计算并滚动实施的控制作用和对模型预测误差的反馈校正。纯碱装置碳化过程先进控制系统以提高碳化系统各制碱塔的平稳性、确保总出碱量和转化率作为系统的主要目标。对于清洗塔的控制，同样采用多变量预测控制手段进行清洗液温度、塔压、中段气量的实时调节。碳化过程先进控制系统以总体物料平衡为主线，并根据各塔的实际工况实时调整各塔的出碱量，既实现了生产最大化又稳定了各塔的平稳运行。 3.2制碱塔中部温度与制碱总量的控制 中部温度和制碱总量是制碱过程中的两个重要控制指标，两者在一定条件下是矛盾的，既要保证制碱总量要求又要保持中部温度在设定范围内。在设计中，出碱总量为第一级优先满足指标，中部温度为第二级优先满足指标。首先满足优先级别高的指标，即尽量满足出碱总量的要求，适当牺牲中部温度。由于制碱过程为多塔并联进行，通常有20 个塔处于制碱状态，因此需要平衡各塔工况。根据各个碳化塔中部温度的变化，合理调整各塔出碱放量，中温越高，放量越多；中温越低，放量越少。中段气和下段气是调节中部温度的重要操作手段，根据中部温度的高低实时调节两段气量。按照中部温度最高、次高、最低、次低的顺序，下段气气量分别在其基准值的基础上调整。 3.3制碱塔出碱温度控制 出碱温度受到冷却海水量、装置负荷、装置反应情况及环境温度等因素的影响。由于冷却海水阀与出碱温度之间存在很大的滞后，手动调节难以达到平稳。在多变量预测控制系统中，出碱温度控制除了考虑海水冷却阀与出碱温度的关系外，还统筹考虑出碱量、中段气、