丁烯與異丁烷烷基化生產裝置自控系統的設計

李若巖 景 麗 陳建敏 朱雨寒 彭 蓉

(1.中國石油蘭州寰球工程公司，蘭州 730060；2.中國石油蘭州化工研究中心，蘭州 730060)

隨著世界汽車工業的快速發展，車用汽油消費量增長迅速，相應地車用汽油燃燒尾氣排放量也顯著增加，導致全球環境污染日益嚴重。為了節約能源并保護環境，提高車用汽油產品的質量，降低汽油中硫和烯烴的含量，清潔汽油的生產顯得尤為重要。

采用汽油調和技術和增加高辛烷值汽油組分比例的方法可以顯著地提升汽油的品質。丁烯與異丁烷烷基化油具有較高的辛烷值(94～96)、較低的蒸汽壓、較低的敏感性，不含烯烴、芳烴和硫化物，揮發性和燃燒性能好的特點，是調和汽油的理想組分之一。

某廠經過市場調研和技術論證后，決定利用國內充沛的混合碳四資源，采用硫酸法烷基化技術生產工業異辛烷產品，建設年產16萬t/a工業異辛烷項目(以下簡稱異辛烷項目)，提高資源的綜合利用率，實現資源優勢向經濟優勢的轉化，以提升企業的經濟效益。在此，重點介紹16萬t/a工業異辛烷裝置自控系統和安全聯鎖系統的設計方案。

1 烷基化裝置工藝流程①

硫酸烷基化工藝是以催化裂化裝置副產的混合碳四烴中的異丁烷和丁烯為原料，以濃度為90%～98%的硫酸為催化劑，在低溫下液相反應生成烷基化油的工藝過程，硫酸烷基化急冷工藝流程如圖1所示。烷基化裝置全流程由反應單元、制冷單元、酸烴沉降分離單元和產物精制分餾單元組成。烷基化反應單元中，在硫酸催化劑的作用下異丁烷和丁烯進行加成反應生成烷基化油；制冷單元是在壓縮機作用下，利用反應物中大量的異丁烷減壓汽化吸收反應熱，維持反應在低溫液相狀態下進行，同時為烷基化反應系統提供足夠的循環制冷劑，保證低溫進料和反應物進料的分子比；精制單元中，將反應生成的烷基化油酸洗和堿洗，除去烷基化油中的酸性酯類化合物；分餾單元主要是將精制系統的烷基化油經過脫除未反應的異丁烷和正丁烷，在蒸餾塔分離出異丁烷和正丁烷，得到烷基化反應產物異辛烷產品。

2 烷基化生產裝置各單元的自控原理

2.1 反應單元

異丁烷與丁烯的烷基化是放熱反應，在反應過程中隨著反應溫度的升高，放熱量減小，平衡常數隨著反應溫度的升高而急劇降低，反應從10℃升高到100℃，反應溫度超過100℃后，平衡常數的變化趨于穩定，降低幅度減小。因此從熱力學的角度看，盡可能地使烷基化反應在低溫下進行才會獲得異丁烷與丁烯烷基化高的反應平衡轉化率。反應器進料流量穩定不僅能保持物料平衡，還能保持反應所需的停留時間，避免由于流量變化使反應物帶入的熱量和放出的熱量發生變化，從而影響反應溫度，因此研究進料流量的控制十分必要。烷基化反應器進料控制原理如圖2所示。

圖1 硫酸烷基化急冷工藝流程示意圖

圖2 烷基化反應器進料控制原理

混合碳四經過過濾器的過濾處理和聚結器的分離處理后，采用進料總管壓力與各反應器進料流量串級控制，保證反應進料流量平穩，各反應器負荷相同；當酸烴混合物溫度過高(超過20℃)時，安全聯鎖關閉各反應器的進料調節閥，確保烷基化反應在低溫下進行，以達到較高的烷基化反應轉化率，使丁烯轉化率達到99.5%以上。

2.2 壓縮制冷單元

壓縮制冷單元的控制技術，主要是離心式壓縮機的防喘振控制。離心式壓縮機通過原動機帶動葉輪高速旋轉，以提高氣體的動能，再將動能轉換為氣體的壓頭。離心式壓縮機在運行過程中，當負荷下降到一定數值時，氣體的排送會出現強烈的振蕩現象，機身亦隨之發生劇烈振動，這種現象即為喘振。喘振發生時壓縮機出口壓力和出口流量表現為劇烈波動，壓縮機與所連接的管網系統和設備也發生強烈振動，甚至會導致壓縮機的損壞。因此，離心式壓縮機組的主要控制就是防喘振控制。

離心式壓縮機的壓縮比(壓縮機出口壓力p2與入口壓力p1之比，即p2/p1)與進口氣體體積流量Q之間的關系如圖3所示，其中n為壓縮機轉速，QA為安全運行區進氣量，QB為喘振臨界點進氣量。可以看出，在每一轉速下，都有一個p2/p1值最高的點(稱為駝峰)。將不同轉速下的各個駝峰點連接起來就可以得到一條喘振邊界線(圖2中的粗虛線)。邊界線左側陰影部分為不穩定的喘振區，邊界線右側部分則是安全運行區。

圖3 離心式壓縮機工作特性曲線

正常情況下，壓縮機的喘振是因負荷的減少，使被輸送氣體的流量小于該工況下特性曲線喘振點流量所致。因此，只能在必要時采用部分回流的辦法，使之既適應工藝低負荷生產的要求，又滿足流量大于最小極限值(喘振點流量)的需要，只要返回氣體流量Q返≥Q喘-Q進，就能滿足防止壓縮機發生喘振的要求。

防喘振控制方案分為固定極限流量防喘振控制和可變極限流量防喘振控制兩類。固定極限流量防喘振控制原理(圖4)在于壓縮機的流量始終保持大于最大轉速下喘振點的流量值，QB為設定裕量的喘振進氣量，在此狀態下操作壓縮機就不會產生喘振。

圖4 固定極限流量防喘振控制曲線

固定極限流量防喘振控制的控制方案如圖5所示，如果測量值大于QB則旁路閥完全關閉；如果測量值小于QB則旁路閥打開，使一部分氣體循環，直到壓縮機流量達到QB為止。這種方案的優點是控制系統簡單，使用儀表少，系統可靠性高。其缺點是在轉速降低、壓縮機在低負荷運行時，極限流量的裕量顯得過大而造成能量浪費大，無疑會增加運行費用。

圖5 固定極限流量防喘振控制方案

可變極限流量防喘振控制方法，為減少壓縮機的能量損耗，壓縮機負荷通過調速改變。因為不同轉速工況下其喘振極限流量是一個變數，它隨轉速的下降而減小。為防止喘振的發生，必須滿足：

式中a、b——系數，由壓縮機制造商提供；

h1——入口流量的差壓；

β——流量系數。

按以上數學模型構成的可變極限流量防喘振控制方案如圖6所示。當所測差壓值h1大于計算值時旁路調節閥關閉；當h1值小于計算值時則打開旁路調節閥，以防止喘振的發生[1]。

圖6 可變極限流量防喘振控制方案

綜上所述，考慮減小壓縮機組的能量損耗，生產負荷與喘振安全流量動態匹配的原則，本項目離心式制冷壓縮機防喘振控制方案主要包括離心式壓縮機變頻調速控制和可變極限流量防喘振控制兩部分。離心式制冷壓縮機機組轉速為變頻調速，由吸入閃蒸罐壓力控制電機變頻器頻率，閃蒸罐壓力值可反映離心式制冷壓縮機的進氣量，壓力值升高則生產負荷增加，離心式制冷壓縮機電機轉速加快；壓力值降低則生產負荷減小，離心式制冷壓縮機電機轉速變慢。

離心式制冷壓縮機機組可變極限流量防喘振控制中，較之在入口管道安裝流量測量節流裝置，對出口壓力影響較大，且壓縮機吸入壓力較低，不允許再有更多的壓力損耗，因此本項目流量測量節流裝置安裝在出口管道上。壓縮機廠家根據計算模型(考慮氣體的溫壓補償、入口與出口質量流量相等關系等)和電機不同轉速(隨生產負荷變化)，對喘振點安全流量值重新設定，通過壓縮機吸入流量與喘振點安全流量(當前轉速下)的對比，當吸入流量大于喘振點的安全流量時，旁路調節閥關閉；當吸入流量小于喘振點安全流量時，旁路調節閥開始調節。

2.3 精制單元

精制單元將烷基化反應器的生產反應流出物通過酸洗和堿洗，吸收反應流出物中的硫酸酯。這是因為反應器流出物中夾帶的硫酸酯在脫異丁烷塔的高溫條件下會分解放出SO2，遇水會造成塔頂系統的嚴重腐蝕并在脫異丁烷塔再沸器結垢，必須予以脫除。

精制單元的主要控制為換熱器熱交換控制，如圖7所示。熱交換過程是物料在加熱和冷卻過程中，相互進行熱量交換，熱流體將其熱量傳遞給冷流體，或者說冷流體將其冷量傳遞給熱流體。載熱體為脫正丁烷塔來的混合異辛烷，被加熱介質為堿洗罐用堿液。通過換熱控制，既充分回收了混合異辛烷的熱量，又加熱了堿洗液，滿足堿洗流程的要求。

圖7 換熱器熱交換控制方案

2.4 分餾單元

分餾過程是利用混合液中各組分相對揮發度的不同，即在同一溫度下各組分的蒸汽壓的特性，使液相中的輕組分轉移到氣相，同時使氣相中的重組分轉移到液相，從而達到組分分離的目的。本項目有脫異丁烷塔和脫正丁烷塔，均設置了分餾塔，實現異辛烷產品與異丁烷、正丁烷的分離。

分餾塔都是在一定的壓力下進行操作的，這是因為塔內的氣-液平衡關系與塔壓有著密切的關系，塔壓的波動會破壞塔內各層塔板的氣-液平衡關系，從而影響分餾塔的分離純度。此外，一般分餾塔都選擇溫度作為控制產品質量的間接指標，而溫度和產品組分一一對應的關系是隨壓力而改變的，只有在壓力一定時，溫度與產品組分才保持這種一一對應的關系，因此本項目中分餾過程的主要控制有分餾塔的塔壓控制和塔溫控制。

2.4.1塔壓

脫異丁烷塔和脫正丁烷塔塔頂為液相采出，然而卻含有較多不凝氣體需要放空，采用如圖8所示的方案控制塔壓。該方案還設置了冷凝液溫度控制系統，這是因為在氣相產品量較多時，分凝器中的溫度與壓力平衡關系將隨氣相產品的成分而變，只有在一定冷凝溫度下才能保證氣相產品的成分不變。同樣，為保證液相產品的質量，頂部壓力也應進行控制，使其維持定值。

圖8 分離塔塔壓控制方案

2.4.2塔溫

分餾塔塔溫控制為塔溫與低壓蒸汽流量串級控制，控制效果取決于測溫點位置的選擇。控制溫度檢測點選擇在進料板與塔頂(底)之間的靈敏板上。靈敏板是指當塔受到干擾或控制作用時，塔內各層塔板上的組分都會發生變化，隨之各層塔板的溫度也將發生變化，當達到新的穩態時，溫度變化最大的那塊塔板。靈敏板的位置可以通過逐板計算，經比較后得到。但是塔板效益不易估準，在它的附近設置多個檢測點，最后根據實際分餾塔運行中的情況，從中選擇最佳的檢測點作為靈敏板，如圖9所示。

圖9 分離塔塔溫控制方案

3 烷基化裝置自控系統的實現

本項目設有DCS和安全儀表系統SIS各一套，分別采用MACS-SM系統和HiaGuard系統，系統主要由工程師站、操作員站和現場控制站組成，現場控制站中包括主控單元設備和I/O單元設備。

3.1 DCS

本項目的DCS系統為全廠型過程控制系統(圖10)，設備包括現場控制站(4對控制器)、系統輔助柜(含安全柵、繼電器及防雷柵等)和上位機7臺(包括工程師站一臺，操作員站5臺，GDS氣體檢測監視站一臺)。

圖10 DCS配置

3.2 SIS

SIS(圖11)不同于批量控制、順序控制和過程控制的工藝聯鎖，當過程變量越限、機械設備故障、系統本身故障或能源中斷時，SIS能自動地完成預定的設定動作，使操作人員、工藝裝置和環保轉入安全狀態。

圖11 SIS結構示意圖

本項目的SIS安全度等級為SIL2級，即裝置可能偶爾發生事故，發生事故時SIS對裝置和產品有較大的影響，并有可能造成環境污染和人員傷亡，經濟損失較大。采用TüV萊茵公司認證的HiaGuard系統，設備包括安全控制站(一對控制器)、系統輔助柜(含繼電器及防雷柵等)、上位機一臺(工程師站兼Sequence of Event，SOE站)和輔助操作臺一面。

3.3 主要的安全聯鎖控制

3.3.1反應器酸烴出料溫度高高安全聯鎖

當酸烴混合物出料溫度超過20℃時，反應器內反應溫度過高，不利于丁烯的烷基化反應轉化。在此狀態下，SIS安全聯鎖關閉各反應器的進料調節閥停止進料，降低反應器系統的反應溫度(聯鎖信號來自一進二出隔離式安全柵，送SIS信號)。待反應器系統溫度達到要求時，繼續進料，確保烷基化反應在低溫條件下進行，使丁烯達到較高的反應轉化率。反應器酸烴出料溫度高高安全聯鎖。

3.3.2制冷壓縮機停止/壓縮機入口分液罐液位高高安全聯鎖

當制冷壓縮機停止或壓縮機入口分液罐液位超過1 500mm時，安全聯鎖打開放空切斷閥、關閉進料切斷閥、關閉出料切斷閥(故障停信號來自PLC壓縮機入口分液罐浮筒液位計經一進二出隔離式安全柵，送SIS信號)。

4 結束語

采用DCS系統對烷基化裝置生產過程進行集中監視、控制和管理；反應單元采用進料總管壓力與各反應器進料流量串級控制，保證反應進料流量平穩，各反應器負荷相同。壓縮制冷單元對喘振點的安全流量值進行了設定，通過壓縮機吸入流量與喘振點安全流量(當前轉速下)的對比，實現了離心式壓縮機組的防喘振控制。在確保分餾塔塔壓控制穩定的前提下，實現了分餾塔塔溫的控制，采用靈敏板作為溫度檢測點，靈敏板的位置通過逐板計算，并在附近設置多個檢測點，經DCS選擇控制，比較后得到最佳的檢測點作為控制靈敏板。

裝置自控系統設置了獨立的SIS，當安全聯鎖觸發時，SIS能自動完成預定的設定動作，使操作人員、工藝裝置和環保轉入安全狀態。反應器酸烴出料溫度高高安全聯鎖確保了烷基化反應在低溫下進行，實現了較高的丁烯烷基化反應轉化率；制冷壓縮機停止/壓縮機入口分液罐液位高高安全聯鎖，確保了裝置重要生產設備的安全運行和生產過程的安全受控。

[1] 陸德民,張振基,黃步余.石油化工自動控制設計手冊[M].北京:化學工業出版社,2000.