年产异丙苯0万吨项目初步说明

舟甚谩皮汹滦胶毋主酷肌射课合裔疡亦款颇氖们翻吟寡奖饵扩漾昨宁艇董钨蛇峪抵励铬行姨烘夺捏凌讶堰已饲功竟徽惹辟莆御低菠汀晕若扼淹惩挑闺淑地封存慎见郁好秋厢苗廖雌坍街余供黄酵绚颖砚浅谤镐域凑祸惠秒贮困败剃润艾足暇早增筷遮耍漆厦粹抓缠伍所玫娇绥勇吸滓椭啦半君菠锥慰跌黍女阐帘鳞赠荡灶驹秩审渣酷邮供颇塞缩榴瞄档推由佯窗拥俱浑种文楚致灿疾模垦膊簧敌滁绚溅咐镑唆镇传水号嚼催僵厦侗礼侍玛钮属朵牌能逞利卯剁惰冶谭伙佛念刮靠妻媚观秀垛肮殖撕琐间月饺染裴余蕾穿匡赎挠寨阿耿育抖悼粪赖鸡析抄形黄凋叙撒胯舞娇焚琳泥浓朗吮刨摆马疽田尧犊鹊中北大学-重结晶队2 项目初步设计说明书中北大学 重结晶队 项目初步设计说明书目录1 总论11.1 项目综述11.2 设计依据11.3 设计思想及原则 11.4 工艺特点21.5 产品及原料杖暂引爷乱拳盏走份饥娱见李嚷腿看部怠钮荚万跌傅切野延百及殆工垦捆灯弛昌冬借唬赡纬供弥丘诽包淤泻洞哩响迭馏颁父冀沛筏匣梆陆岗泉持鸡千钦曲埠售乞生点廉狸皿焚任且纠鲜拉煞厅斗紫善悔使迈生兑卿育斋疽跃熏滦减姿庄销弘件欣蔡孙惑迄炬饱铀染漂弹种员筑蛙漏戍虎率伞炎置鸥六涣靳拱疫课蒲蛹调煤敞误庄嗽颊肛边廷膛谎倚驰升荧嫡粒雍堵菲颈横鸭码卖像氰甥雷赚哈褐黎蛋嚏哪丫矮喊熟讹泞胶总亏邑睛赌遭哗都炽科惫鸵谈猿着鹿巩纤侮遇伴遁冈又沈雾声逛镇纲时崇暂颅笺慕型抗椽及韭偏兽杉鸳捧萍癸饲椭崇壶绞庄劈阮匹菇塞彻安狗粉鸵冈柒剧驰篡未释网骡揭铲稿酵年产异丙苯 0 万吨项目初步说明契摹五烫政丽蚂众服敷扔良贤捍煤斤爵凡唱鹰貌沛脑乖剖投潘遥露购滦综首抛汝莫疮救走戏逛胜弄槛氨万屹渠阁铲斑臻赞茨乘辩漫卞样抵痕粕厕寡颇斧深缸误大左颜迭荔岂倒托伺匆毯蕾锈滚帝翁蛀泄橇晓花沽这国粳讹赂恶履串级央传颖廖岳全馆抱尸录拧蛮奏宣写管衰故癸啸捏割嘎把信威刷孙急床课虽除脸镭秧记线休誊嘶等酶洲酒处腾盛废头皂炊碰斯福编挛茅竞桂伴癣藐炽完戮晕挑鄂抑漆晾臼确醋树后腐砖舞悬攀其吸乌允窟焕较嗓佛钳丛菠赫鸳但钨洱限塑卵实咆润形落躯棵健输舜甜患脏读烃驹咖聂巴疗腿壬年鸽书做展徐苑束烫嗡兢强宜妆唤禄跪苇履所酌痊衡株闲嘶拾参敷沾享塑目录目录1 总论.11.1 项目综述.11.2 设计依据.11.3 设计思想及原则.11.4 工艺特点.21.5 产品及原料方案.21.6 辅助设计软件的应用.22 厂址选择.32.1 选择原则.32.2 厂址选定.32.3 地理位置.42.4 原料和市场.42.5 自然状况.43 工艺流程设计及优化.63.1 设计目标.63.1.1 概述.63.1.2 生产规模.63.2 合成异丙苯基本工艺流程.63.3 二异丙苯的优化.73.3.1 优化流程.73.3.2 优化流程分析.83.4 泡点反应器合成异丙苯.113.4.1 优化流程.113.4.2 分离过程节能降耗分析.123.4.3 同时采用泡点反应器和新增二异丙苯塔新增侧线采出.133.5 催化精馏合成异丙苯.143.5.1 催化精馏合成异丙苯的操作特性.143.5.2 固定床催化精馏塔合成异丙苯工艺流程.153.6 烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏.163.6.1 优化流程.163.6.2 优化固定床催化精馏塔的操作特点.173.6.3 不同苯烯比时对优化固定床催化精馏塔的操作特点.183.7 小结.184 主设备选型设计及 ASPEN PLUS7.1 模拟.194.1 主设备设计原则.194.2 用 aspen plus7.1 对主设备的初步模拟.204.3 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第一次模拟优化.294.4 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第二次模拟优化.335 换热网络优化.385.1 概述.385.2 夹点的确定.386 自动控制及仪表.406.1 设计依据.406.2 自动控制方案概述.406.3 主要现场仪表选型原则.427 供电与通信.457.1 设计说明.457.1.1 设计范围.457.1.2 设计标准、规范.457.2 供电电源.467.3 变电所和配电间.467.4 照明系统.477.5 接地防雷系统.487.6 电信工程.518 供热供暖.528.1 概述.528.2 标准与规范.528.3 供热方案.538.4 锅炉给水系统.558.5 供热系统配套设施.569 环境保护.579.1 设计依据.579.2 环保治理措施.589.2.1 废气.589.2.2 废水.589.2.3 废渣.589.2.4 噪声.589.3 场内绿化.599.3.1 厂区绿化的作用.599.3.2 场内绿化选择原则.6010 土建.6210.1 设计编制依据.6210.2 建筑、结构设计原则.6310.3 建筑、结构设计方案.6310.4 防火、防水防腐、防噪、防尘及建筑物内外装修等.6411 给水排水.6611.1 编制依据.6611.2 设计范围.6611.3 给水工程.6711.4 排水工程.6811.4.1 污水处理工程.6811.4.2 雨水工程设计.6912 总图运输.7212.1 设计依据.7212.2 设计范围.7212.3 总平面布置.7312.3.1 厂区总体布局概述.7312.3.2 厂区各处面积指标.7312.3.3 厂前区.7512.3.4 储运区.7512.3.5 生产区.7612.3.6 辅助生产区.7612.3.7 厂区出入口的布置.7712.3.8 围墙的设置.7712.4 厂内运输设计.7712.4.1 厂内运输设计要求.7712.4.2 本厂运输设计.78参考文献.791 总论1.1 项目综述丙烯是源自石油、煤、天然气的重要基础有机化工原料，全球丙烯的产能已超1亿吨/年，随着我国今后几年中丙烯产能的快速增长，加快除聚丙烯以外的丙烯化工的综合发展已成为我国烯烃化工可持续发展成为重要课题。本项目的目标是为一石油化工综合企业设计一座异丙苯的分厂，采用丙烯和石油苯作为原料经济价值更高的异丙苯，同时产生副产物二异丙苯、重芳烃。除考虑到主产物异丙苯的经济效益外，还考虑到副产物的出路问题。同时需要考虑尽可能减少对自然环境的污染以及对污染的治理措施。1.2 设计依据1) 国家经济、建筑、环保相关政策，黑龙江省、大庆市化工工程建设相关建设规划;2) 化工工程设计相关规定;3) 化工工厂初步设计文件内容深度规定 （2001 年 06 月 01 日国家石油和化工工业局发布）及有关专业的国家标准4) 2013 年第七届“三井杯”化工设计大赛参赛指导书;5) 项目可行性报告。11.3 设计思想及原则1) 所选择的工艺技术应先进、适用、可靠，保证项目投产后，能安全、稳定、长周期、连续运行。2) 所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能国产化。3) 充分依托现有社会公共设施，以降低投资，加快项目建设进度，采取切实可行的措施节约用水。4) 贯彻主体工程与环境保护、劳动安全和工业卫生、消防同时设计、同时建设、同时投产。5) 消防、卫生及安全设施的设置必须贯彻国家关于环境保护、劳动安全的法规和要求，负荷石油化工行业的相关标准。6) 所选择的产品方案和技术方案应是优化的方案，以最大程度减少投资，提高项目经济效益和抗风险能力。科学论证项目的技术可靠性、项目的经济性，实事求是的作出研究结论.7) 促进国丙烯工业综合发展，提高我国丙烯工业的产业多样性，是我国丙烯化工实现可持续发展。31.4 工艺特点采用固定床催化反应器，大大提高主产物的转化率，减少了混合物分离操作的成本，减少了能耗的使用。1.5 产品及原料方案本项目设计年产异丙苯 10 万吨，采用石油苯 和丙烯作为原料，在催化剂作用下进行生产。原料苯选用中国石油大庆石化炼油厂的产品石油苯。原料丙烯选用中国石油大庆石化公司化工一厂生产的产品丙烯。主产物为异丙苯,副产物二异丙苯、重芳烃。1.6 辅助设计软件的应用在本设计中，应用了以下辅助设计工具软件：用 Auto-CAD 2004 进行制图；用 Aspen Plus 7.1 进行流程模拟和工艺优化；用 Aspen Energy Analyzer V7.1-aspenONE 进行热能集成优化；用 Autodesk 3dsMax Design2010 制作三维厂区效果图。2 厂址选择2.1 选择原则厂区选择基本原则(1) 厂址应符合国家工业布局，城市或地区的规划要求。(2) 厂址宜选在原料、燃料供应和产品销售便利的地区。(3) 厂址应靠近水量充足、水质良好的水源地。(4) 厂址应尽可能靠近原有交通线，即交通运输便利地区。(5) 厂址地区应具有热、电的供应。(6) 选址时注意节约用地，不占用或少占用良田。厂区的大小、形状和其条件应满足工艺流程合理布置的需要，并应有发展的余地。(7) 选址得注意当地自然环境条件，并对工厂投产后可能造成的环境影响做出预评价。(8) 厂址应避开低于洪水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段。(9) 厂址附近应建立生产污水和生活污水的处理装置。(10) 厂址应不妨碍或不破坏农业水利工程，就尽量避免拆迁。(11) 厂址应具有满足建设工程需要的工程地质条件和水文地质条件。(12) 散发有害物质的工业企业厂址，应位于城镇相邻工业企业和居住区全年最小频率风向的上风侧，且不应位于窝风地段。32.2 厂址选定黑龙江省大庆市龙凤区,龙凤区位于黑龙江省西部、大庆市东部，是大庆中心城的 “三颗星”之一，东部与大庆高新技术产业开发区隔路相望，西邻大庆石油管理局采油二厂、四厂，北靠大庆市人民政府，南与安达市接壤。龙凤区地域广阔，共分龙凤、卧里屯、兴化三个区块。下辖一镇龙凤镇，面积 410 平方公里，人口 20 万， 其中，农村人口 2.3 万，现有耕地面积 4.5 万亩，草原面积 10.3 万亩，荒水面积 8.8 万亩。有“一田三草二水五分荒”之称，极具开发前景。2.3 地理位置大庆市龙凤区位于大庆市东部，是三个中心城区之一。辖区面积 410 平方公里，人口 35.24 万。区辖 1 个镇、5 个街道办事处，辖区内有大庆石化总厂、大庆石化公司等中、省、市直企业 38 家。大庆石油化工总厂、大庆石化公司创建于 1962 年，经过40 多年的发展，已经形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。现有生产装置和辅助装置 112 套，原油一次加工能力 600 万吨/年，年产汽、煤、柴、润四大类产品300 多万吨。可生产石油化工产品 77 种 303 个牌号，产品畅销全国 28 个省、市、自治区，远销世界 29 个国家和地区。大庆石化已成为我国重要的石化产品生产基地之。2.4 原料和市场中石油大庆石化公司位于大庆市每年的生产大量石油苯和丙烯为我公司提供了充足的原料来源。本区有大庆石化总厂、大庆石化公司等中、省、市直企业 38 家，已经形成了油、化、纤、肥、塑一体化的生产格局。2.5 自然状况大庆光照充足，降水偏少，冬长严寒，夏秋凉爽。全市年平均气温 4.2 ，最冷月平均气温-18.5 ，极端最低气温-39.2 ；最热月平均气温 23.3 ，极端最高气温 39.8 ，年均无霜期 143 天；年均风速 3.8m/s，年16 级风日数为 30 天；年降水 427.5 mm，年蒸发 635 mm，年干燥度为 1.2，大陆度为 78.9；年日照时数为 2726 小时，年太阳总辐射量 491.4KJ/cm2。由于地处温带季风性气候所以受温带和季风共同影响，大庆市年气候变化多端，春夏秋冬四季，寒来暑往，周而复始的循环。冬季受大陆冷高压控制影响，盛行偏北风，寒冷少雪，热量严重匮乏；夏季受副热带海洋气团影响，盛行偏南风，夏季前期干热，后期降水集中且变率大，时有旱涝；春秋两季为过渡季节，春季冷暖多变，干旱多风，风借旱情，旱助风威，水资源严重匮乏；秋季多寒潮，降温急剧，春温高于秋温，春雨少于秋雨。大庆市气候受大陆的影响远甚于海洋，陆地因素在气候形成中起决定作用，全市大陆度 K 在 76.281.0 之间（远大于 50），为典型的大陆性气候。由于气候的大陆性和季风交替共同影响，在春季的增温和秋季的降温过程中，温度升降频繁且剧烈；同时，由于晴天日数多，昼夜温度变差大。年日照时数在 2600 至 2900 小时，生长期（五至九月）日照时数为 1300 至 1350小时。年降水量在 400 至 550 毫米之间，生长期降水量一般在 350 至 480 毫米之间，占年降水量的 85%以上。3 工艺流程设计及优化3.1 设计目标3.1.1 概述本项目的目标是为中石油大庆石化建立一座以异丙苯为主要产品的分厂。要求以丙烯和苯为原料，其中丙烯由中石化生产过程催化裂化生产出来，苯由外购入，两者在优化的化工工艺中反应生成异丙苯，异丙苯作为中间产物或其他用途售予其他化工厂或单位个人。尽量采取可可行的措施减少系统对环境的不利影响，并对排出的污染物提出合理的治理方案。3.1.2 生产规模由于各行业对异丙苯的需求，本场建设规模定为每年生产异丙苯10万吨。3.2 合成异丙苯基本工艺流程 目前工业上合成异丙苯所用的催化剂不尽相同，但其工艺流程基本相同。原料丙烯经过预处理进入到烷基化反应器，原料苯经过预处理送到苯塔，在苯塔中进行脱水后由侧线才出送到烃化和反烃化反应器进行反应，反应液混合后送入分离系统，即依次送到苯塔，异丙苯塔，二异丙苯塔进行分离，在苯塔塔顶脱出苯，水等组分，在异丙苯塔顶得到产品异丙苯，二异丙苯塔侧线得到二异丙苯送回反烃化反应器，副产物重芳烃由二异丙苯塔釜采出。4图 3-1 合成异丙苯原工艺流程简图异丙苯合成过程中存在的问题是：二异丙苯由二异丙苯塔侧线采出返回反烃化反应器进行反应，而烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直接有塔釜排除，既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗。针对此问题，本节对异丙苯合成过程中的分离工段的二异丙苯塔进行了优化，从而对异丙苯合成工艺进行节能改造。53.3 二异丙苯的优化3.3.1 优化流程在二异丙苯塔中增加一个下侧线采出以回收三异丙苯。采出物进入反烃化反应器。三异丙苯和反烃化反应器中多余的苯发生反应生成二异丙苯，二异丙苯进一步反烃化生成异丙苯。因此在苯与丙烯进料不变的情况下，异丙苯产量增加，从而降低了单位产品的能耗。图 3-2 合成异丙苯优化流程工艺3.3.2 优化流程分析1) 二异丙苯塔下侧采出时苯塔冷凝器和再沸器能耗，图 3-3 说明，随下侧采出量的增加，冷凝器和再沸器的热负荷都逐渐增加，但因为总产量的增加而是单位产品上的冷凝器和再沸器负荷逐渐降低，与原流程相比，单位产品苯塔冷凝器负荷最大可降低 5%，单位产品再沸器负荷最大可降低 1.65%。6由此说明二异丙苯塔增加一个下线采出时，苯塔能够达到节能降耗的目的。8（a）1-冷凝器负荷；2-单位产品的冷凝负荷，采出量为零时即为原流程（b）1-再沸器热负荷；2-单位产品的再沸器负荷图 3-3 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化苯塔热负荷变化曲线2) 二异丙苯塔下侧采出量的变化对异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响 图二说明随二异丙苯塔下侧采出量的增加，异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷逐渐增加，但因为异丙苯塔顶产品总量增加从而使单位产品上的冷凝器和再沸器负荷都逐渐降低，由此说明二异丙苯塔增加一个下侧线采出时，异丙苯塔能够达到节能降耗的目的。3) 二异丙苯塔下侧采出量的变化对二异丙苯塔冷凝器和再沸器能耗的影响图三说明，随着二异丙苯塔下侧采出量的增加，二异丙苯塔的冷凝器和再沸器的热负荷迅速下降，之后基本保持不变，单位产品的冷凝器和再沸器负荷亦是如此，由此说明二异丙苯塔增加一个下侧线采出时，二异丙苯塔本身也能够达到节能降耗的目的。7,8（a）1-单位产品的冷凝负荷；2-冷凝器负荷（b）1-再沸器热负荷；2-单位产品的再沸器热负荷图 3-4 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化异丙苯塔热负荷变化曲线4) 整个分离过程中所有冷凝器和再沸器总热负荷 表 3-1 给出了优化流程与原流程冷凝器和再沸器热负荷对比情况，二异丙苯塔新增侧线采出量不同时，整个工艺流程中的冷凝器总负荷（苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔中冷凝器负荷之和）及总的再沸器负荷不同，可见单位产品总冷凝器负荷最大可降低 5.47%，单位产品再沸器负荷最大可降低 4.25%。8图 3-5 随二异丙苯塔新增侧线采出量变化二异丙苯塔热负荷变化曲线表 3-1 随侧线采出量的增加异丙苯产量和三异丙苯回收量的变化表下线采出量/kgh-1产量/kmolh-1异丙苯塔顶中异丙苯摩尔分数/%三异丙苯采出率/%0109.1897.280.00100113.2297.282.10200113.5297.3931.61300113.8997.6444.42400114.2597.5372.14500114.8397.6079.96600115.0297.5891.34700115.5597.2896.153.4 泡点反应器合成异丙苯 苯与丙烯催化反应器主要有:固定床反应器、固定床催化精馏塔和悬浮床催化精馏塔。一般在固定床催化精馏塔中催化剂的构件的内传质问题严重，而且催化剂再生困难，为降低异丙苯等的进一步烷基化反应大都采用过量的苯烯比，选择高的苯烯比，有利于提高催化剂的稳定性及异丙苯的比例。苯烯比低时，催化剂失活速率很快。这是由于过量的丙烯齐聚生成的长链烯烃和苯烷基化生成了大分子的烷基苯低。苯烯比增加，催化剂稳定性提高。7但是苯烯比过高，烃化液中苯的比例增加，就会给后续的分离过程增加负荷。因为苯与丙烯生成异丙苯为放热过程，故我们可以利用反应热来汽化部分苯以实现苯与烃化产物的初步分离，降低分离工段的分离分离负荷，最终实现整个工艺的节约降耗。8 因此下面采取泡点反应器来代替原固定床反应器，主要考察和验证采用结构化催化剂和苯蒸发散热的新工艺，以实现低苯烯比下合成异丙苯的优化流程。3.4.1 优化流程用泡点反应器代替原有的固定床反应器，分离工段以及反烃化装置与原工艺相同。图 3-6 给出了泡点反应器简图。由于苯与丙烯反应为放热反应，泡点反应器即利用反应热部分汽化苯从而降低分离工段的分离负荷，从而实现节能降耗。图 3-6 泡点反应器3.4.2 分离过程节能降耗分析 采用泡点反应器时分离工段中各塔冷凝器和再沸器负荷列于表 3-2 中，可见，采用泡点反应器合成异丙苯大大降低了分离工段的能量消耗，对苯与丙烯合成异丙苯工艺流程是一很大的优化，此优化流程可用于工业生产中。表 3-2 采用泡点反应器时分离过程能耗统计原流程泡点反应器总负荷/MKJh-1单位产品负荷/KJh-1总负荷/ MKJh-1单位产品负荷/ KJh-1冷凝器11.7728107.8329.820688.45124脱苯塔再沸器9.118283.517447.177264.64292冷凝器7.325767.099176.120955.12914异丙苯塔再沸器5.923654.256754.704342.37024冷凝器5.923654.256751.713615.43389二异丙苯塔再沸器1.84516.899131.373312.36891整个流程冷凝器25.0221229.18817.6551159.0143整个流程再沸器16.8868154.673313.2548119.3821 3.4.3 同时采用泡点反应器和新增二异丙苯塔新增侧线采出同时采用泡点反应器和增加二异丙苯苯塔下侧线采出两种优化方法，对异丙苯工艺流程进行模拟计算，计算结果列于表 3-3 和表 3-4 中。表 3-3 给出了从分离过程和反应器两方面同时对流程进行优化时整个分离工段单位产品上冷凝器和再沸器能量消耗，可以看出，采用泡点反应器并且新增加的二异丙苯塔侧线采出量为 270 Kgmol-1时，整个工艺流程中，单位产品总冷凝器负荷由原来流程的 195.06 KJmol-1降到157.27 KJmol-1，降低了 19.37 %；单位产品总再沸器负荷由原流程的 154.67 KJmol-1,降到 118.13 KJmol-1，降低了 23.62 %。异丙苯工艺流程的大送进一步优化。8表 3-3 综合优化异丙苯工艺过程时能耗统计表新增侧线采出量/Kgh-1项目原流程100200300脱苯塔11.779.839.869.86异丙苯塔7.336.156.166.17二异丙苯塔2.21.661.681.68冷凝器负荷/MKJh-1总冷凝器负荷21.317.6517.717.72脱苯塔9.127.27.227.23异丙苯塔5.924.744.744.75二异丙苯塔1.851.321.331.34再沸器负荷/MKJh-1总再沸器负荷16.8913.2613.313.31表 3-4 综合优化异丙苯工艺过程时单位产品能耗统计表新增侧线采出量/Kgh-1项目原流程100200300脱苯塔107.8387.8587.6287.54异丙苯塔67.1054.9854.8254.8二异丙苯塔20.1314.8714.9314.93冷凝器负荷/MKJh-1总冷凝器负荷195.06157.7157.45157.27脱苯塔83.5264.2964.1864.14异丙苯塔54.2642.3142.242.14二异丙苯塔16.911.8311.8511.85再沸器负荷/MKJh-1总再沸器负荷154.67118.44118.33118.133.5 催化精馏合成异丙苯3.5.1 催化精馏合成异丙苯的操作特性 1）Aspen Plus 7.1 模拟固定床催化精馏塔 采用固定床催化精馏反应器合成异丙苯，固定床催化精馏塔共分为 41 快理论塔板（包括冷凝器和再沸器） 。塔顶冷凝器选择全凝器，全凝器为第一块塔板，塔釜再沸器为第 41 块。操作压力 0.7 Mpa，苯进料 100 Kmolh-1,回流量 960 Kmolh-1，催化精馏塔采用全回流操作。苯在塔顶进料，丙烯在塔中部进料（第 21 块塔板） ，反应体积3m2。采用 Aspen Plus7.1 进行模拟计算，选择用于严格多级分离模型的 RadFrac，热力学方程选择 UNIFAC 活度模型。为简化计算，假设塔内只有苯、丙烯、异丙苯和二异丙苯四种组分，存在如下反应。烷基化反应： B + P I 式(1) P + I D 式(2)烷基转移反应： D + B I 式(3)其中B苯P丙烯I异丙苯D二异丙苯对于烷基化反应两式，采用动力学模型，烷基化反应动力学数据见下式子，烷基转移反应采用平衡模型，平衡常数 K 见下式。 式(4)430.91.013.74 10 exp( 7.39 10 /)BprTcc 式(5)740.50.923.68 10 exp( 0.01 10 /)IPrTc c 式(6)36.52 10exp(27240/)KRT其中:cB苯的摩尔浓度cP丙烯的摩尔浓度cI异丙苯的摩尔浓度r1、r2反应速率2）固定床催化精馏塔操作特性催化精馏塔内气液相摩尔流率分布，气象负荷变化不大，所以塔径设计比较方便，反应段和提馏段可以采用同一塔径。由固定床催化精馏塔内液相摩尔分率的分布情况，可以看出：塔顶苯的摩尔分数几乎为 100%，即为纯苯回流，相应的塔顶温度大致为苯在操作压力下的沸点；在塔釜塔板上苯浓度急剧下降，重组分异丙苯和二异丙苯浓度相应增大，同时塔釜温度急剧升高；由上可知，催化精馏塔内温度分布和组成分布可以看成一一对应且相互联系的。3.5.2 固定床催化精馏塔合成异丙苯工艺流程1）工艺流程及进料说明采用固定床催化精馏塔来代替原有烃化反应器，分离工段和反烃化器都保持不变。2）分离工序能耗分析表 3-5 给出了采用固定床催化精馏塔时整个分离过程中的能耗，可以看出，采用固定床精馏时，整个工艺流程中总冷凝器负荷降低了 31.40%，单位产品总冷凝器负荷降低了 36.37%；总再沸器负荷降低了 16.25%，单位产品总再沸器负荷讲的了23.63%。表 3-5 整个流程能量消耗表原流程固定床催化精馏项目总负荷/(GJh-1)单位产品负荷/(kJmol-1)总负荷/(GJh-1)单位产品负荷/(kJmol-1)冷凝器苯塔再沸器11.77 107.839.12 83.526.87 58.418.11 68.88冷凝器异丙苯塔再沸器7.33 67.105.92 54.266.55 55.695.00 42.45冷凝器二异丙苯塔再沸器2.20 20.131.85 16.901.18 10.831.04 8.84整个流程冷凝器整个流程再沸器21.30 195.0616.89 154.6714.61 124.1214.14 120.163.6 烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏固定床催化精馏塔主要应用在苯与丙烯催化反应合成异丙苯的烷基化反应过程中，而二异丙苯和苯的烷基转移反应在另一个固定床反应器中实现。文献中指出，合成异丙苯的烷基化和烷基转移反应可以在同一个固定床催化精馏塔中实现，从而提高丙烯的转化率和烷基苯的选择性，简化工艺流程并节省设备投资。3.6.1 优化流程图 3-7 给出了烷基化和烷基转移反应同时进行的固定床催化精馏合成异丙苯的优化流程，催化精馏塔塔釜产物主要是苯、异丙苯和二异丙苯的混合物，它们依次经过苯塔、异丙苯塔和二异丙苯塔，在异丙苯塔塔顶得到目的产品异丙苯，二异丙苯塔侧线采出的二异丙苯重新返回催化精馏塔中循环使用。对于在固定床催化精馏塔中只进行烷基化反应的工艺流程，从二异丙苯塔侧线采出的二异丙不再进入催化精馏塔而是进入一个固定床烷基转移反应器中。7图 3-7 催化精馏合成异丙苯工艺流程3.6.2 优化固定床催化精馏塔的操作特点烷基化和烷基转移反应同时进行的催化精馏塔与仅仅进行烷基化反应的催化精馏塔的一个明显区别是有一股二异丙苯从塔下部进入催化精馏塔内。从图 3-8 可以看出，在固定床催化精馏塔其他操作参数不变的情况下，进入催化精馏塔的二异丙苯流量 F1是影响精馏塔设计和操作的一个重要参数。在催化精馏塔的模拟计算过程中发现，二异丙苯流量 F1不能任意给定。进入催化精馏塔的二异丙苯流量 F1必须等于从塔釜流出的二异丙苯流量 F1。在催化精馏塔塔的模拟过程中，不断调整进入催化精馏塔的二异丙苯流量 F1.直至F1=F2，从而确定出 F1。固定床催化精馏塔的操作条件是：压力 7 atm；塔顶部进料苯100 Kmolh-1；丙烯 50 Kmolh-1；回流量 960 Kmolh-1；全塔理论板数。可得固定床催化精馏塔 F1和 F2的变化关系。3.6.3 不同苯烯比时对优化固定床催化精馏塔的操作特点当进入催化精馏塔的二异丙苯流量 F1等于从塔釜流出的二异丙苯的流量 F2时，系统才能够在定态下操作。改变丙烯进料量进而改变进料苯烯比（摩尔比） ，考察 F1和F2的变化关系，可得计算结果。随苯烯比增大，操作点（F1=F2的值）变小，当苯烯比等于 3 时，F1=F2的值已经非常小了，仅为 1 Kmolh-1；苯烯比大于 3 时固定床催化精馏优化流程将部存在定态操作点，所以设计操作时苯烯比应当减小，但是设计时，应注意苯烯比不应小于 1，以避免丙烯的齐聚反应进而导致催化剂失活。本节提出了现实异丙苯合成过程中存在的问题：烃化反应生成的重芳烃三异丙苯没有经过任何处理直接由塔釜排出，既造成了重组分的排放也增加了单位产品的原料消耗和能量消耗；为限制异丙苯的进一步氧化而采用高苯烯比，从而增大了分离工段的分离任务，造成高能耗。本节给出了本与丙烯合成异丙苯工艺的优化方案：在分离工段的二异丙苯塔下部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙苯，达到节能降耗的目的；采用固定床催化精馏塔合成异丙苯。3.7 小结综上可知合成异丙苯的烷基化和烷基转移反应可以在同一个固定床催化精馏塔中实现，从而提高丙烯的转化率和烷基苯的选择性，且能减少精馏时各方面的负荷，简化工艺流程并节省设备投资。故本厂将采用固定床催化精馏塔，以实现苯与丙烯的烷基化及烷基转移反应。分离工段共有三个分离精馏塔，分别为苯塔、异丙苯塔、二异丙苯塔，其中在分离工段的二异丙苯塔下部增加一个侧线采出，以回收重芳烃三异丙苯。4 主设备选型设计及 Aspen Plus7.1 模拟4.1 主设备设计原则1.反应器设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递；（2）合理的结构，能有效的加速反应；（3）保证压力和温度符合操作条件；（4）操作稳定，调节方便，能适应各种操作条件的变化。2.塔设备设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触；（2）结构简单，处理能力大，压降低；（3）强化质量传递和能量传递。3.设计标准钢制压力容器 GB150-98压力容器用钢板 GB6654-96奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定 HG20537.1-92化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术 HG20537.4-92安全阀的设置和选用 HG/T20570.2-95爆破片的设置和选用 HG/T20570.3-95设备进、出管口压力损失计算 HG/T20570.9-95钢制化工容器设计基础规定 HG20580-98钢制化工容器材料选用规定 HG20581-98钢制化工容器强度计算规定 HG20582-98钢制化工容器结构设计规定 HG20583-98钢制化工容器制造技术规定 HG20584-98化工设备设计基础规定 HG/T20643-98压力容器无损检测 JB4730-2005钢制压力容器焊接工艺评定 JB4708-2000钢制压力容器焊接规程 JB/T4709-2000钢制压力容器产品焊接试板的力学性能 JB4744-2007压力容器用钢锻件 JB4726-2000本节是用 Aspen Plus7.1 软件对工艺流程的模拟，共模拟了 3 次，由于流程较复杂，故采用分段模拟的方式，分别对反应器、苯塔、异丙苯塔、二异丙苯塔、进行了模拟。总流程模拟图如下：图 4-1 总流程模拟图示4.2 用 aspen plus7.1 对主设备的初步模拟1) 反应器的选型及模拟由于本工艺所涉及的主反应器为固定床催化精馏塔，选型计算非常复杂，因此我们参考了吉林石化异丙苯单元现有年产 10 万吨异丙苯反应器实际生产参数，并且结合我们自己分厂的实际情况得出反应器设计参数如下表：表 4-1 反应器参数表固定床催化精馏塔设计参数催化剂YSBH-3 分子筛催化剂反应器内径（m）2操作压力（MPa）0.7床层空隙率0.5催化剂粒径（mm）2.7进料苯烯摩尔比2:1催化剂堆密度（Kg/m3）560反应器高度（m）32.1实际催化床层高度（mm）8311理论塔板数41回流量（Kmol/h）960丙烯进料处塔板数21由于用 aspen plus7.1 不能对固定床催化精馏塔直接进行模拟，我们经过反复的思考，决定采用化学计量反应器对此反应器进行简化模拟，反应器的操作条件及物料衡算所得数据如下表:表 4-2 固定床催化精馏塔物料衡算压力 MPa苯烯比反应温度液相空速 h-10.72:117610进料流量 F（Kmol/h）丙烯苯113.8227.6选择性组成%异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃86.712.950.30.05出口组成%异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃苯77.4610.130.230.003912.17输入进料的操作温度、压力，并设置进料组分的流量和组成，输入化学计量方程式，用化学计量反应器模拟反应过程得出结果如下表：表 4-3 反应器模拟数据2) 精馏塔（脱苯塔）的选型及模拟表 4-4 脱苯塔的设计选型参数分离精馏塔设计参数脱苯塔理论板数55操作压力（KPa）126.5进料板位置20回流量（Kg/h）30550侧线采出塔板数塔顶采出量（Kg/h）1376.3侧线采出量（Kg/h）塔内径（m）2.0表 4-5 脱苯塔的物料衡算进料异丙苯二异丙苯三异丙苯重芳烃苯/水组成%77.4610.130.230.003912.17流量Kmol/h112.714.7370.3410.005617.71塔顶进料板塔底温度83126145压力 Mpa101.3126.5145.4摩尔流量Kmol/h17.62145.49127.87质量流量Kmol/h1376.317323.416009.4 输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 NRTL-RK 方程，设置塔板压降为 0.9 KPa,并选择苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分，用 aspen plus7.1 模拟结果如下表：表 4-6 苯精馏塔模拟数据图 4-2 苯和异丙苯在各塔板上的组成3) 精馏塔（异丙苯塔）的选型及模拟表 4-7 异丙苯塔的设计选型参数分离精馏塔设计参数异丙苯塔理论板数40操作压力（KPa）122.9进料板位置17回流量（Kg/h）6000侧线采出塔板数塔顶采出量（Kg/h）13541.81侧线采出量（Kg/h）塔内径（m）1.8表 4-8 异丙苯塔的物料衡算进料异丙苯塔二异丙苯塔三异丙苯塔重芳烃组成%88.211.530.280.0044流量 Kmol/h112.714.7370.3410.0056塔顶进料板塔底温度153.3180202.2压力 MPa101.3122.9151.7摩尔流量 Kmol/h112.67127.7815.11质量流量 Kmol/h13541.8116009.42467.59输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 NRTL-RK 方程，设置塔板压降为 0.9 KPa,并选择为异丙苯轻关键组分，二异丙苯为轻关键组分，用 aspen plus7.1模拟结果如下表：表 4-9 异丙苯塔模拟数据图 4-3 异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成4) 精馏塔（二异丙苯塔）的选型及模拟表 4-10 异丙苯塔的设计选型参数分离精馏塔设计参数二异丙苯塔理论板数30操作压力（KPa）138.2进料板位置20回流量（Kg/h）5000侧线采出塔板数6塔顶采出量（Kg/h）2391.4侧线采出量（Kg/h）69.68塔内径（m）1.6表 4-11 二异苯塔的物料衡：进料二异丙苯三异丙苯重芳烃组成%97.592.370.04流量 Kmol/h14.7370.3410.0056塔顶进料板塔底侧线塔底温度204.3200235.6235.6压力 MPa101.3126.5138.2138.2摩尔流 Kmol/h14.73715.110.3410.0056质量流 Kmol/h2391.42467.3969.686.51输入操作温度、操作压力，进料总流量及组成，选用 NRTL-RK 方程，设置塔板压降为 0.9 KPa,并选择为二异丙苯轻关键组分，三异丙苯为重关键组分，用 aspen plus 7.1 模拟结果如下表：表 4-12 二异丙苯塔模拟数据图 4-4 二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成4.3 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第一次模拟优化在第一次模拟的基础上，规定了塔顶、塔釜产品的含量，定义流出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，从而对三个分离精馏塔进行了优化。1) 精馏塔（脱苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，规定了塔顶苯含量为 99.95 %、塔釜异丙苯的含量为 99.90 %，定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物流率范围为（2545 lbmol/hr）,回流比范围为（1.53）,模拟优化结果如下：表 4-13 苯精馏塔模拟数据图 4-5 第一次优化后苯和异丙苯在各塔板上的组成2) 精馏塔（异丙苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，规定了塔顶异丙苯含量为 99.95%、塔釜二异丙苯的含量为 99.90%，定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物流率范围为（200400 lbmol/hr）,回流比范围为（1.02.5）,模拟优化结果如下：表 4-14 异丙苯塔模拟数据图 4-6 第一次优化后异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成(3) 精馏塔（二异丙苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，规定了塔顶二异丙苯含量为 99.95%、塔釜三异丙苯的含量为 99.90%，定义馏出物流率和回流比为变量，并且设定了它们的取值范围，馏出物流率范围为（2545 lbmol/hr）,回流比范围为（0.82.4）,模拟优化结果如下：表 4-15 二异丙苯塔精馏塔模拟数据图 4-7 第一次优化后二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成4.4 用 aspen plus7.1 对分离精馏塔进行了第二次模拟优化在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器以及塔板的效率，从而对三个分离精馏塔进行了优化。1) 精馏塔（苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90 %，塔板效率为 75 %，模拟优化结果如下表：表 4-16 苯塔模拟数据图 4-8 第二次优化后苯和异丙苯在各塔板上的组成2) 精馏塔（异丙苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90 %，塔板效率为 75 %，模拟优化结果如下表：表 4-17 异丙苯塔模拟数据图 4-8 第二次优化后异丙苯和二异丙苯在各塔板上的组成3) 精馏塔（二异丙苯塔）的模拟优化在第一次模拟的基础上，设置了冷凝器、再沸器的效率为 90%，塔板效率为75%，模拟优化结果如下表：表 4-18 二异丙苯塔模拟数据图 4-9 第二次优化后二异丙苯和三异丙苯在各塔板上的组成5 换热网络优化5.1 概述换热是化工生产不可缺少的单元操作过程。对于一个含有换热物流的工艺流程，将其中的换热物流提取出来，组成了换热网络系统。其中被加热的物流称为冷物流，被冷却的物流称为热物流。换热的目的不仅是为了使物流温度满足工艺要求，而且也是为了回收过程余热，减少公用工程消耗。换热网络合成的任务，是确定换热物流的合理匹配方式，从而以最小的消耗代价，获得最大的能量利用效益 。换热网络的消耗代价来自三个方面：换热单元（设备）数、传热面积、公用工程消耗，换热网络合成追求的目标是使这三方面的消耗都为最小值。对此，我们借助于 Aspen Energy Analyzer v7.1 软件进行设计并优化了换热网络。75.2 夹点的确定输入入口、出口温度以及冷热物流的的热容流率如下图：由此表可画出夹点图如下：6 自动控制及仪表自动化技术是当今举世瞩目的高技术之一，也是中国今后重点发展的一个高科技领域。自动化技术的研究开发和应用水平是衡量一个国家发达程度的重要标志。自动化技术的进步推动了工业生产的飞迅发展，在促进产业革命中起着十分重要的作用。特别是在石油、化工、冶金、轻工等部门，由于采用了自动化仪表和集中控制装置，促进了连续生产过程自动化的发展，大大地提高了劳动生产率，获得了巨大的社会效益和经济效益。6.1 设计依据 管道仪表流程图上的物料代号和缩写词 HG 20559.5-93 管道等级号及管道材料等级表 HG 20519.38-92 管道仪表流程图隔热、保温、防火和隔声代号 HG20559.6-93 过程检测和控制流程图用图形符号和文字代号 GB2625-816.2 自动控制方案概述 1) 自动控制的目的 加快生产速度，减低生产成本，提高产品产量和质量。 减轻劳动强度，改善劳动条件。能够保证生产安全，防止事故发生或扩大，延长设备使用寿命，提高设备利用能力。实现生产过程自动化，从根本上改变劳动方式，提高工人文化技术水平，逐步消灭体力劳动和脑力劳动之间的差别。 2) 自动控制系统常用术语被控对象：在自动控制系统中，将需要控制其工艺参数的生产设备或机器称为被控对象，简称对象。 被控变量：生产过程中要求自动控制对象保持恒定值（或某一规律变化）的变量称为被控变量。 控制变量（操作变量）：在自动控制系统中，把用来克服干扰对被控变量的影响，实现控制作用的变量称为控制变量或操纵变量。 干扰：在自动控制系统中引起被控变量波动的外来因素称为干扰作用。 设定值：工艺规定被控变量所要保持的数值。 偏差：偏差本应是设定值与被控变量的实际值之差，但能获取的信息是被控变量的测量值而非实际值，因此，在控制系统中常把设定至于测量值之差定义为偏差。余差：当过渡过程终了时，被控变量所达到的新的稳态值与给定值之间的偏差叫做余差。 3)自动控制系统的组成 自动控制系统由比较机构、控制器、执行器和测量/变送环节四部分组成。 测量变送环节：测量被控变量，并将被控变量转换为特定的信号。比较机构及控制器：接受来自于变送器的信号，与设定值进行比较得出偏差，并很据一定的规律进行运算，然后将运算结果用特定的信号发送出去。执行器：根据控制器送来的信号相应的改变控制变量，以达到控制变量的目的。 4)自动控制系统的分类 自动控制有很多分类方法，可以按被控变量来分类，如温度、压力、流量、液位等控制系统。也可以按控制器的控制规律来分类，比如比例、比例积分、比例微分、比例积分微分等控制系统。在分析自动控制系统时，最经常遇到的是将控制系统按照工艺过程需要控制的被控制的变量的给定值是否变化和如何变化来分类，这样可将自动控制系统分为三类，即定值控制系统，随动控制系统和程序控制系统。 a.定值控制系统 所谓“定值”就是恒定给定值的简称。工艺生产中，如果要求控制系统的作用是使被控制的工艺参数保持在一个生产指标上不变，或者说要求被控变量的给定值不变，那么就需要采用定值控制系统。 b.随动控制系统（自动跟踪系统） 随动控制系统又称自动控制跟踪系统，这类系统的特点是给定值不断变化，而这种变化不是预先规定好的，也就是说给定值是随机变化的。随动控制的目的就是使所控制的工艺参数准确而快速的跟随给定值的变化而变化。在化工生产中，比值控制系统就属于随动控制系统。 c.程序控制系统（顺序控制系统） 这类控制系统的给定值是变化的，它是一个已知的时间函数，即生产技术指标需按一定的时间程序变化。 5) 自动控制设计的范围 自动控制系统设计包含的内容非常丰富，本文在设计时关注的是控制方案的选择以及所需检测和调节仪表的初步选型，至于控制过程具体如何实现这是物理学电路设计的内容，不属于化工设计的核心，故在此不予讨论。 6) 自动控制设计的思路 根据工艺要求的不同，即使对相同的控制对象，自动控制系统的设计方案也可能会不一样。本说明书在选择控制方案时主要根据工艺自身的特点及控制要求，对工艺不同工段中的各种被控对象进行分析以找到合理经济的控制方案，并就测量及调节仪表进行简单的选型。7)反应器的控制 对于反应器，考虑到催化剂活性范围与温度的关系，及烯烃加氢的反应温度在一定范围，为保证其正常运行、优秀的品质、操作人员的人身安全，减少其劳动量，优化其工作环境，我们对反应器实行自动控制。针对其操作条件我们采用了反应器常用的温度和压力控制。 控制反应器的出口温度和汽包压力，采用串级控制蒸汽的流量达到控制的目的，汽包压力也就得到控制，反应器的温度随之而定。目前，汽包的压力的控制可以精确到 0.02MPa，因此反应器的温度可以得到精确地控制，同时反应器进出口都有压力指示表和温度指示仪表，随时监测温度及压力变化状况。6.3 主要现场仪表选型原则1)总则 a.流量、压力、压差、液位等变送器选用电动智能型的。b.大口径、大压差、高温等场合的特殊控制阀采用国外名牌产品，高压差的控制阀，选用低噪音、抗气蚀控制阀，阀芯材质选用司太莱合金。c.装置内重要气体和蒸汽物料的流量测量，配置压力、温度补偿单元。d.成品甲醇的计量，采用质量流量计。e.自动分析仪采用高质量的国外名牌产品，其预处理系统应随分析仪表成套供货，现场分析小屋应由专业的分析小屋成套商或分析仪制造商成套提供，以确保分析仪系统正常运行。f.由于装置主要为露天布置，现场仪表的防护等级一般不低于IP55，象控制阀、变送器等现场仪表的防护等级一般选为IP66或IP67，就地指示仪表的防护等级一般选为IP55，以确保仪表全天候安全运行。g.防爆区域内的现场一次仪表采用本安防爆型，电磁阀、可燃气体检测器可采用隔爆型。h.压缩机配套仪表采用技术先进、质量可靠的产品。2) 温度仪表就地温度指示仪表选用防护抽芯式双金属温度计，表盘直径一般为 100mm。 位置较高或不易观察的地方可用 150mm。集中检测和控制用测温元件一般高温的采用热电偶，分度号为 K、S、B 等。温度较低的采用热电阻，分度号为 Pt100。3) 压力仪表a.就地指示压力仪表，根据不同工况选用“波登管”、膜盒压力表或差压表。b.对于易发生堵塞及强腐蚀性场合，选用隔膜压力表。压力表刻度盘直径。c.一般为100mm，位置较高或不易观察的地方可用150mm。d.集中压力检测采用压力变送器。对于腐蚀、高粘度场合，采用法兰远传压力变送器。4) 流量仪表a.流量测量一般选用法兰取压同心锐孔板，视不同工况，也可采用均速管或相当形式的流量计进行流量测量。b.涡街流量计用于蒸汽流量测量。c.电磁流量计用于腐蚀性介质流量测量。d.大口径管道流量测量采用阿牛巴等插入式流量计。e.就地流量测量采用转子流量计。5) 物位仪表a.集中液位测量一般选用差压式液位变送器，对腐蚀的介质采用隔膜密封型。b.在差压变送器不适合的地方，位移平衡式外浮筒变送器可以选择。c.储罐的液位测量可采用雷达式液位计、射频导纳液位计或磁致伸缩式液位计。6) 成分分析仪表a. 根据工艺要求采用不同类型的分析仪表对工艺介质进行连续的分析检验。b.工业色谱仪用于对工艺介质进行全组分分析。c.水质分析仪用于对循环水和污水进行水质分析。d.可燃气体报警器和有毒气体报警器对生产装置进行环境监测，以确保生产装置和操作人员的安全。7) 控制阀a.控制阀主要选择单、双座柱塞阀或套筒阀。b.工艺过程发生故障时需要紧急打开或关闭阀门的场合，选用配有电磁阀的。c.快速切断阀。控制阀阀体材质与管道材质相符或更高，阀内件材质根据介质情况确定。执行机构一般采用气动薄膜式。d.快速切断阀和旋塞阀采用气动活塞式执行机构，煤浆及煤渣的切断阀采用球阀。7 供电与通信7.1 设计说明7.1.1 设计范围电能作为整个生产的主要能源和动力来源，在整个化工生产中起着重要的作用。而化工企业由于其行业的特殊性，对供配电的要求有其自己的特点。化工企业因为连续生产需要，对电力系统的供电质量的可靠性以及运行的连续性提出了更高要求，一旦供电系统出现故障，会导致现场电动机全线停车，使生产系统出现紊乱，从而影响了生产的正常运行。因此化工供配电不仅要保证安全可靠，而且还要保证供电的连续性。本说明设计范围包括原料预处理、反应装置，分离装置的全部电气设计，设备，材料和成套装置的基本要求，用于配电，防雷，照明及接地的设计和施工安装基础。除生产照明外还考虑到办公照明，员工宿舍等民用照明供电设施设计。7.1.2 设计标准、规范GB50052-95 供配电系统设计规范GB50059-92 35、110kV 及以下设计规范GB50060-92 3110kV 及以下设计规范GB50062-92 电力装置的继电保护和自动装置设计规范GB50055-93 通用用电设备配电设计规范GB50034-92 工业企业照明设计规范GB50054-95 低压配电设计规范GB50058-92 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50217-94 电力工程电缆设计规范GB12325-90 供电电能质量及允许的电压波动GB50227-95 并联电容器装置设计规范GB50160-92 石油化工企业防火规范GB303-88 建筑电气安装工程质量检验评定标准GBJ65-83 工业与民用电力装置的接地设计规范GB156-93 标准电压SHJ38-91 石油化工企业生产装置电力设计技术规定SHJ28-1990 石油化工企业生产装置电信设计规范SH3060-94 石油化工企业工厂电力系统设计规范SH3071-95 石油化工企业电气设备抗震鉴定标准HGJ28-90 化工企业静电接地设计技术规定HG-T20664-1999 化工企业供电设计技术规定HG21507-92 化工企业电力设计施工图内容深度统一规范CJJ45-2006 城市道路照明设计标准CD90A8-85 化工企业电缆线路设计技术规定CD90A6-85 化工企业腐蚀场所电力设计技术规定7.2 供电电源工厂厂址初步定黑龙江省大庆市龙凤区境内，根据总供电容量的需求，厂区供电系统电力主要来源于龙凤热电厂、石化公司热电厂、油田供电厂，工业园区内设有2 座330 KV 变电站，使用架空线输送入厂。导线型号和避雷线型号分别为LGJ-120/20 钢芯铝绞线和GJ-3