行业技术与应用 第4期_副本_副本

/

CONTENTS

季度重点工作完成情况

Lummus 工艺乙烷制乙烯装置整体解决方案

FDA视角下计算机化系统监管：近两年483和警告信缺陷分析

煤化工行业水煤浆气化总结（晋华炉）

液空空分后备氪氙整体解决方案

甲醇制甲醛(JM 工艺包)项目应用案

扬子石化 280 万吨年催化裂化装置项目总结

曲靖德方纳米EPC项目原料送料与称重自动化系统建设项目

胜华新能源科技（东营）有限公司互联网智能生产管理系统（MES）项目

漳州核电1、2号机组应急辅助决策系统项目

宁夏新化化工MES及安全管理系统项目

行业短视频

FDA 483表格，是美国FDA依据美国联邦法规全书（Code of Federal Regulations,CFR）中相关的条例（CFR第210部分；CFR第211部分）对所有涉及美国国内药品研发生产销售企业或所有涉及进口至美国的药品的企业进行现场检查后对不符合cGMP的地方对企业出具的总结文件[1]。

收到FDA 483表格后，企业需立即针对发现项进行整改，并在收到483报告后15个工作日内向FDA相关部门回复483中发现项的整改情况。

根据FDA官方的分类，发现项分为3种，见表1。

1.1 项目背景

表1：FDA 483发现项分类

FDA 发出483表格，不是针对被检查企业做出最终的决定，只是告知被检查企业存在的违规问题，并期望企业能自愿及时纠正该违规问题的过程性行为。

FDA每个财政年都会统计、总结并发布483表格，并在官网上公布。

1.2 美国FDA 警告信

FDA警告信是FDA官方发出的正式通知，FDA官方人员在对涉及企业进行现场检查后，发现的问题非常严重或者就483表格中的发现项企业提交的答复被认为是不充分的，将会发出警告信，警告信被视为FDA 483表格的升级，是 FDA 针对显著违规行为而做出的监管措施[2]。

FDA警告信会对全世界进行公开，具有制裁性和强制性[3]。

1.3 美国FDA 483统计

FDA 483表格包括了药品审评与研究中心（Center for Drug Evaluation and Research，CDER）和监管事务办公室（Office of Regulatory Affairs，ORA）两个来源[4]。

因为并非所有的483检查都会公布明细的检查报告，所以本次统计的样本量为公开发布的483表格。

将从三方面对FDA 483进行统计梳理：

1）从药品、生物制品、医疗器械三个维度，对比了2022财年（2021.10.1~2022.9.30）和2023财年（2022.10.1~2023.9.30）有483发现项的检查次数；

2）对FDA在2022~2023财年发布的483中所涉及的发现项按照类别和出现频次进行对比；

3）对比2022~2023财年各发现项所对应的21 CFR 211条款和出现的频次，从而更清楚地分析FDA最新的监管动态。

从药品、生物制品、医疗器械三个维度对比2022财年和2023财年有483发现项的检查次数，见表2。

表2：2022~2023财年药品、生物制品、医疗器械存在483发现项的检查次数

可以看到，相比于2022财年，2023财年药品和医疗器械的483发现项增多了，而生物制品的483发现项减少了。

对FDA在2022~2023财年发布的483中所涉及的发现项按照类别和出现频次进行对比，见表3。

表3：2022~2023财年483所涉及的发现项的类别和出现频次对比

由表3中的趋势可见，OAI 占比较小，约占 3%和5%；且有较为明显的降低趋势。

对2022~2023财年各发现项所对应的与计算机化系统相关的CFR条款和出现的频次，其分布见表4。

表4：2022~2023财年各发现项所对应的与计算机化系统相关的CFR条款和频次对比

由表4可看出，“不对计算机或相关系统进行适当的控制，以确保主生产和控制记录或其他记录的修订仅由被授权人员进行”这一发现项占较大比例，约为总发现项的47%和52%。

1.4 美国FDA 警告信统计

按财政年度，对比2022~2023财年的警告信缺陷项所对应的CFR第211部分条款和出现的频次，数据见表5：

表5：2022~2023财年的警告信缺陷项所对应的CFR第211部分条款和频次对比

从上述数据可以看出，相比2022财年，2023财年在法规条款21 CFR 211.68(a)和21 CFR 211.68(b)对应的缺陷项数量有明显的降低。

2.1 计算机系统的电子数据特点

计算机系统获得数据的过程相较于以往传统制药企业人工获得数据的过程，其受操作人员的主观影响以及被操纵修改风险较高的特点，计算机系统自动生成的电子数据由于其数据生成的过程的可操纵性较低以及在整个数据保存周期可修改性低等特性，客观性更强，同时由于电子数据的获得过程往往有伴随有元数据的获得，因此数据的逻辑性更强[2]。

2.2 计算机化系统典型缺陷

1）FDA于2023年01月13日公示的印度INTAS公司的483发现项OBSERVATION 10：

“......据观察，操作员能够打开和关闭自动重量控制并更改其参数，而无需对电子数据进行任何确认，以确保不会进行未经授权的更改。”

在医药企业的日常生产中，对于工艺控制的权限控制除了允许工艺人员/班组长等特定受权人员对某些参数进行调整，且应记录于必要的日志中外，其余人员不应被赋予超过其工作职责范围的权限。

2）FDA于2023年03月21至2023年03月29日对印度的Lupin Limited公司进行检查，出具了一份483表格，其中关于计算机系统外包服务商管理员不被认可的发现项，重点解读OBSERVATION 8：“贵公司无法向我们保证对eLog系统的访问受到充分控制，根据附录_MUM_ITP_004403 (SOP_MUM_ITP_004150版本4.0）的xxx页(Elog 系统的用户管理))，服务供应商/服务工程师被赋予与 Lupin 系统管理员相同的权利和特权(第 xxx页，在“管理和安全”下），系统管理员和服务提供商/供应商能够设置安全配置文件、注册新角色、设置全局配置文件、注册新用户、激活新用户帐户、设置用户帐户状态、注册标准原因、临时密码重置等。”

企业在对外包服务商/供应商提供长期服务时的管理，应参照公司内部员工的管理流程，需经过相应培训并考核；外部人员行使某项服务权限时，更应该受到相应约束；而且部分检察官对于本地部署系统，管理员为外包员工的接受度并不是很高，一般喜欢GMP管理员最好是本公司员工。

3）FDA于2022年11月08日至2023年02月10日对美国Nephron无菌生产中心进行检查，出具的483表格关于OBSERVATION 8：

“xxx生产线的xxx的可编程逻辑控制器（PLC）使用共享的用户名和密码......贵公司的PLC允许任何有访问权限的用户在无菌注射药物产品生产过程中进行不受限制的操作。例如，贵公司xxx了ISO 5 xxx（关键区）内空气处理装置的转速，xxx了动态气流，使粒子数在可接受范围内。”

如果系统有缺陷，比如缺少权限管理功能，经系统影响性评估后，不太重要的系统，一般可以采用线下控制的方式，但如果该系统应用于较为重要且严肃的业务流程中，缺少这些功能显然难以接受，该系统应用在无菌制剂的生产中，CPP关键工艺参数完全不受控；在系统具备权限管理功能的情况下，使用共享的用户名和密码，且用户可以不受限制的进行操作，这对于GMP要求的人员操作的可追溯性原则也是一个巨大的挑战。

FDA法规指南如FDA 21CFR Part 11等关于访问控制的规定，权限管理有以下特点：

系统安全原则：即只有经许可的人员才能进入和使用系统。

可追溯性原则：即不使用共享账号。（在系统设计无法满足条件时，应建立共享账户的管理流程）。

系统管理员应授予非业务流程所有者。

权限隔离原则：不应给予任何用户足够的权限来滥用系统的原则，系统操作应做到权限隔离。

需求导向及最小授权原则：即对于用户的权限，应当以其实际工作需要为依据，且仅应当授予其能够完成工作任务的最小权限[5]。

结合这些特点，再审视发现项，其不合理之处便显得十分清晰。

FDA于2020年02月13日至2020年02月25日对印度的Shilpa Medicare Limited公司进行检查，出具一份483表格，是关于IT基础架构验证不全的发现项，重点解读OBSERVATION 12这条：

“具体来说，贵公司未能验证(如 IQ、OQ 和 PQ)用于所有分析测试（即 HPLC、GC 和 IC 等）的网络系统和数据库，其中涉及原料、过程中测试、成品和稳定性研究等的色谱测试。此外，所有电子色谱数据的处理和存储均在MS SQL Server 2008 xxx系统中。然而，没有一个正式的机制定期监控服务器和网络。”

“IT部门未能设计/批准布线/网络图（即来自服务器机房、集线器等）,也未能识别连接到网络系统的所有集线器、接口、探测器、计算机和分析设备。此外，部门未能建立定期监控系统的控制程序，并进行风险评估以防止信息丢失事件。”

所有CS相关的法规一定有一句‘IT infrastructure should be qualified’，故IT基础架构必须经过（验证）确认，具体的验证指导建议参考ISPE于2017年发布的《IT Infrastructure Control and Compliance》第二版：一个支持GxP活动的IT基础架构必须被确认。确认的内容包括但不限于基础架构软硬件版本服务器，交换机，OS版本，数据库版本及基础配置，以及其配套的管理及监控机制[6]。

另一点值得说的是，关于IT基础架构的拓扑、布线、网络图是需要被批准的，作为配置管理过程中交付文件的一部分受到管控。

FDA于2020年04月09日至2020年04月20日期间对美国的Emergent bio企业其中的一家工厂进行检查，出具一份483表格，是关于操作系统的时区及日期的发现项：

“安装在公司计算机上的 windows操作系统不能完全防止用户改变操作系统日期和时间。在xxx巡检过程中，发现预设时区以及随后的日期和时间都可以修改。”

对于操作系统的时间，要求时间源受控和end user不可随意更改时间。时间源受控可以通过可靠的NTP授时或者网络授时来解决；对于日期和时间，可以通过组策略合理管控，当然也可以通过权限管理的方式去解决，如锁定end user不能随意进入windows桌面或者设置自动同步系统时间，杜绝人为因素对时间的干预。

FDA于2023年8~9月份对韩国三星生物的一个工厂进行了11天的审计，出具了一份483表格，是关于数据完整性方面的发现项：

“......在DEV-010168中发现了数据完整性缺陷，包括但不限于xxx、xxx和缺少审计追踪，该实验室被确定用于生成数据，并提交给机构，以支持xxx目前已获批准的药品。”

这是一种比较常见的数据完整性缺陷，审计追踪应以一个不易被篡改的长久保存的形式存在，这意味着，如果审计追踪数据储存量小于一个较低的标准（比如小于20000条）导致之后的数据被最新的数据覆盖，就需要考虑升级软件或更换设备了，除非进行更高频次的备份活动来保证数据完整性，但是如何确定频次需要经过相应的风险评估，而考虑到业务流程活动，这并不是一件容易的事情。

FDA于2019年05月13日至2019年05月24日对印度的Aurobindo Pharma Itd公司进行检查，公布了一个发现项：

“备份数据不能通过保留纸质件或备用系统来确保不被更改、删除或丢失。具体包括：公司大约xxx的单机生产设备有内置的监控与数据采集系统，设备包括但不限于：包装线上的照像机检查，以及某设备。在检查期间，检察官审查了约xxx批次产品的批记录，其中包括HMI和SCADA设备。根据公司的QA描述，生成的生产数据，如关键参数用于最终产品放行，生产QA在操作后对原始数据进行审查，检察官审查了以下批记录/设备：......在审计过程中，检察官要求审阅上述批记录的生产数据的备份。根据公司的要求，IPC监控与数据采集系统数据被备份后就从设备软件中删除了。备份数据保存在一张DVD上，存放在与QA部门同一幢楼上。此数据没有备份副本。检察官对ProFaceDVD内容的审核时，注意到除了原始数据文件之外，还生成了备份的总结关键参数的PDF文档，这些PDF文档不受密码保护；在检查过程中、确认可以将 PDF文档转换为 Microsoft Word 文档，从而可以修改数据，然后以相同的PDF文档名或其他名称保存数据。”

该发现项涉及到两个概念，分别是‘备份’和‘归档’，备份就是复制一份，原始数据还在；归档则意味着原始数据被转移走了。所以，针对该公司的‘归档’行为，可以理解为‘原始数据’被转移走之后，没有备份副本，这其实相当挑战数据完整性，DVD作为一种数据介质，其寿命也受到物理条件的限制，所以如何保证数据的储存时间，是前期管理计算机化系统数据需要慎重思考的点；另外一个点则是归档数据的加密问题，其实法规并没有明确规定备份数据一定要加密，但是要求备份数据可读、一致和受控，是绝对不允许备份数据存在随意被修改的可能性的[7]。

FDA于2023年02月对印度的CIPLA公司的无菌/非无菌工厂进行检查，公布了关于GMP报警管理的发现项：

“......关键工艺参数诸如xxx的历史数据和历史报警未进行保存。HMI界面可以直接覆盖数据，且这些数据无法被打印或者进行迁移。操作员使用一个xxx拍摄这些报警，并将它附到批记录内。但是在xxx上的 xxx是直接被删除的。工厂的负责人表示其他无菌灌装线上同样存在这个问题。灌装线xxx 被用于生产一款在美销售的无菌产品。”

“同样，xxx（ID：xxx,用于生产全世界销售的非无菌产品xxx）也无法打印和转移关键工艺参数数据和警报。生产负责人表示，报警在确认后几小时，无法寻回。此人标识所有报警都是非关键的，所以这些报警未被记录于任何记录中，这些记录包括批记录和或任何的设备日志。”

“xxx（ID：xxx是日常生产投人美国市场xxx混悬剂），在xxx上，自2021年01月起的批次开始运往美国市场。关于这些批次的关键工艺参数报警未得到确认。”

发现项主要集中在三点，分别是数据的保存、数据打印输出和报警管理。首先原始数据通过拍摄方式保存呈现，本身存在选择数据的可能性，在审计中很难不被审计官质疑。另外，欧盟GMP Annex11关于数据的打印输出是有要求的：首先应能够获取电子存储数据清晰的打印副本；其次用于支持批放行的记录，在原始输入后，如果任何数据发生变更，应当能够生成打印输出予以指明[8]。所以任何支持批次放行决议的数据，均应printout。关于GMP报警管理，很明显该企业并未对Alarm进行识别定级，另一个是没有有效措施，确保报警被确认，并及时采取行动。

1）报警处理，例如操作员界面，设计，实施，维护；

2）报警内容，例如报警定义，响应程序和报警有效性监控。

报警日志、记录触发报警的潜在原因、记录报警类型/设定值/参数/阈值和报警处理时间等。通常，报警响应过程必须针对报警条件进行设计，并且必须适应业务流程和企业实际环境。响应过程必须记录报警处理的操作，并评估对产品的影响，输出调查报告。

报警可分为三类：安全、工艺控制和设备，报警严重程度将根据功能而有所不同：

针对安全报警，人员和环境安全法律为其提供了指导要求，并标准化了所有行业的报警关键性；

第一类为产品质量严重警报，故障可能对产品质量产生直接影响的警报。

第二类为工艺/系统警报，故障可能影响工艺或系统性能但不直接影响产品质量的警报。

第三类为非关键警报，故障对产品质量、系统或环境没有影响的警报[9]。

FDA于2018年03月19日至2018年03月27日对印度的Alkem Lab公司进行检查，关于该483表格的OBSERVATION 6：

“具体来说，你公司未能确保所记录数据的准确度和可靠性。这些数据使用了未经验证和未受保护的EXCEL表格生成或录人，未依照你公司书面程序进行管理和控制以确保其不会未经授权即被修改。”

“我们发现你们 QC 化验员使用了一个未受控的 EXCEL 表格来计算 xx片剂 xx 批号产品放行测试中的平均值、标准偏差和%RSD值，在所有书面程序中均未提及实施xx产品放行测试中使用此表格。另外，该EXCEL表格并末保存或打印，因此，QC审核员无法核查这些计算是否正确，所用公式是否正确。”

“我们发现该QC审核人员在审核xx片剂xx批号的分析工作表审核中使用了未受控的EXCEL表格来核查xx工作标准的效价。在所有书面程序中均未提及在执行分析报告审核时使用此表格。”

“我们发现你们QC经理使用了一份EXCEL表格追踪质量函数，例如稳定性样品。此文件并未通过文件控制进行维护，亦无数据篡改、改写、数据擦除或审核追踪保护。”

FDA的法规允许使用EXCEL电子表格，如偏差/变更/投诉台账或者实验室的积分表格，甚至是使用宏或者第三方插件，但是在使用前，需要先设计生成一个受控且安全的电子表格，且需要经过验证，所有的流程应定义并书面化。

EXCEL电子表格的核心在于非授权人员无法篡改数据和表结构。

对于计算类的电子表格，在输入数据后，需要即时打印，即使是经过验证的表格，也要通过显示excel表格所在路经，打印出来。平均值、标准偏差和%RSD值等excel自带函数最好进行验证，如不验证也应有书面理由。

所有电子表格的使用，应该有书面记录其程序，且使用前涉及人员应该被培训。

数据篡改、改写、数据擦除基本可以通过设置共享盘权限和excel表格/sheet/cell权限进行控制；审计追踪这一功能一般需要第三方插件或者宏。

GxP共享盘使用的另一个要点就是权限受控，应该只有文件管理人员可以进行刪除或者修改，普遍的策略是针对普通用户隐藏回收站、隐藏原始数据路径，这几乎能解决百分之九十的合规问题。

FDA于2023年03月21日至2023年03月29日对印度的Lupin Limited公司检查后发布的483表格的发现项：

“公司对于2023年01月14日发起的‘Windows操作系统从2008年版本变更为2016年版本的变更（#CCP-MM-941-21-003）’的评估和归类不够全面，这个变更被定义为需要进行再验证的‘微小’变更，公司没有对这一变更进行评估。”

对于操作系统层面的版本升级，需结合背景进行分析，如果只是一个辅助系统，经过全面得当的评估，定义为‘微小’变更是合理的；但如果是关键的GxP系统，则建议通过充分且合理的风险评估对其进行变更评级。

法规中其实对于版本升级，包括补丁修复的底线是一定要进行风险评估，如果没有评估，补充验证毫无根据。

其实PIC/S指南是建议计算机化系统应及时更新的，包括安全补丁和及时使用新的系统版本（不打补丁，意味着安全得不到保证；不升版，意味着性能得不到保证。）。但是在实践中，系统的升级往往受限（拒绝更新/无法合理管理更新的活动）[10]。

或许可以通过加强日常管理来解决类似问题。例如，通过较小的补充验证来确认增量更新的系统/应用（即原本功能保持不变，或者不受本次升版影响）要比等到应用程序失去支持而宕机更容易，因为宕机后的灾难恢复或者业务持续性可能需要复杂的程序、偏差调查、全面的验证、可能的数据迁移以及更多的行动项目。

1）GMP 关键性评估，为根据 GMP 危急程度对报警进行分类提供基础；

2）风险评估，用于确定报警的重要性。

FDA于2019年08月对印度的Ipca Lab进行检查，出具的483报告中有一条关于GxP文件共享盘的发现项：

“公司质量部门允许在QA办公室使用碎纸机粉碎草稿和实验室中间调查报告。管理粉碎文件的台账中有几条是与中间调查报告有关的。此外，检察官在Q盘发现几个GMP文件，而Q盘不属于质量部门管理。Q盘中的文件包括(但不限于)调查报告草案、SOP草案、实验室调查表格等。QC所有人员可以对这些文件进行删除、拷贝、修改的操作。”

针对该条发现项，首先需要明确Q盘的管理部门，Q盘的本质就是基于 windows的共享文件夹。针对组别/个人开通文件夹权限，基于文件申请的业务流程，没有比质量部门更合适管理和定期回顾，脱离质量部门管理的Q盘，如由IT部门管理，则很容易由于对工作流程的不熟悉而一股脑开通，无法分辨其特殊权限，形成管理漏洞。

2021年04月FDA对美国的Fujifilm Diosynth Biotechnologies USA, Inc.公司检查后，出具的483报告中有一条关于SOP中数据储存路径的发现项：

“Softmax Pro软件（版本5.3GxP）用于在QC实验室中分析商业和非商业产品的中间产品和放行样品，包括xxx的内毒素测试,允许分析员在获批文件存储位置(C:\analytic group\sample testing）之外保存、删除和重命名数据文件。”

“测试的原始数据自动保存在C:\Analyticalgroup\Data目录下。但是，根据FDBU-SOP-0301（GMP实验室中的数据记录和审查，第 22 版，生效日期：2021年01月12日）的规定，分析员仅对保存在（C:\Analyticalgroup\Sample Testing)文件夹中的文件进行结果和相关审计追踪的技术审查。没有对存储在原始数据文件夹（C:\Analyticalgroup\Data）中相关的数据进行审计追踪审査。”

SOP作为计算机化系统生命周期第三阶段‘系统运行’阶段的的管理文件，其原始数据储存路径应经过IT确认，且在系统管理过程中要进行日常的数据审核，必须保证数据审核方式是全面，而不是抽查。该发现项的根本原因可能要追溯到‘项目实施’和‘SOP起草/更新’的流程。

综合本文第2部分的分析，FDA的483表格及警告信揭示了计算机化系统在审计方面的缺陷不仅普遍存在，而且呈现出系统性特征。这些缺陷的频繁出现，通常与FDA对企业质量管理体系的合规性质疑密切相关。

鉴于众多客户为面向美国法规市场的出口型企业，作为计算机化系统的供应商及第三方验证服务提供者，我们有责任深入分析实际案例。在此基础上，应致力于推进计算机化系统的合规性评估，并从计算机化系统保证（Computer Software Assurance,CSA）的角度出发，为客户提供构建和管理其计算机化体系的综合策略与建议。

3.1 安全和访问控制

建立访问和安全管理流程，建立和维护严格的权限管理系统，确保只有授权人员才能访问敏感数据和系统；实施最小权限原则，确保用户仅拥有完成其工作所必需的访问权限；建议使用关系型数据库而不是平面文件数据库存储数据；建立计算机化系统定期审查管理体系，对计算机化系统系统进行定期审查，形成相应的检查记录。

3.2 对计算机化系统建立充分的控制

所有GxP系统都要遵循计算机化系统验证生命周期。

根据 ISPE GAMP5等指导原则，医药企业应在概念阶段根据业务需求和利益，并结合业务流程的GxP评估，确定是否选用符合GxP 要求的系统；在项目实施阶段，对与GxP相关的计算机化系统进行软硬件分级、评估、设计和验证，关键活动包括但不限于设计确认DQ、配置测试IQ、功能测试OQ和性能测试PQ；系统运行阶段除了需要建立完善的计算机化系统管理体系（包括计算机化系统的风险管理、供应商管理、配置管理、备份与灾难性恢复管理等），还需要对计算机化系统进行周期性培训和定期审查评估，确保系统变更不会影响数据完整性和系统性能；到系统退役的时候，则需建立一个系统退役的计划来规范和管理系统退役过程，保证数据的迁移、归档和销毁过程得到充分的控制。

3.3 确保数据备份和恢复机制的有效性

在计算机化系统验的项目实施阶段，制定和实施数据备份策略是必要的行动，目的是确保关键数据的安全性和可恢复性。系统在正式运行前，应由受过系统培训的，有相关教育和经验的业务部门人员编写计算机化系统备份、归档、还原和灾难性恢复相关的程序，即SOP，建立完整的计算机化系统数据备份和恢复流程。

3.4 加强审计追踪过程的管理

首先需确保系统具备完整的审计追踪功能，能够记录所有关键操作和数据更改；如果系统无法实现该功能，则需考虑升级软件或更换设备等必要活动，不建议采用线下流程手动记录相关动作，纸质流程并不能充分管理整个审计追踪过程，且容易受到监管挑战；同时，审计追踪数据应该长期保存并定期审核，审计追踪需不易被篡改，以满足监管要求。

3.5 建立报警管理体系

设计和实施有效的报警管理流程，包括报警的分类、配置、处理流程和记录，确保影响系统安全和产品质量的报警能够被及时确认，并采取适当的行动。

3.6 加强数据和文件管理的合规性

为确保数据的长期合规性，必须根据GMP规定的保存期限对数据进行存储，并选择合适的存储介质。此外，应实施有效的数据备份策略，并定期对历史数据执行审核，以确保数据的完整性和可追溯性。系统应设计为禁止删除数据的功能，除非通过破坏数据库文件的方式。建议使用特定的离线查看工具，以便安全地访问和检查历史数据。同时，应加强对数据备份和审核过程的权限管理，确保只有授权人员才能访问相关数据，从而保障数据的安全性和合规性。对于使用Excel等电子表格的情况，应进行适当的验证和控制，确保数据的准确性和可靠性。

3.7 持续更新和维护操作系统及应用软件

定期评估和更新操作系统和应用软件，以修复安全漏洞并提高性能。对于系统升级，建议进行全面的风险评估和必要的再验证，确保变更不会影响系统的性能。

本文通过深入分析FDA近两年发布的483表格和警告信，明确指出了医药行业计算机化系统在数据完整性、系统验证及安全控制方面的监管缺陷。这些问题的存在，不仅威胁药品安全，也对企业遵循GMP规定构成了挑战。为此，文中提出了一系列针对性的改进策略，包括但不限于加强安全控制、严管计算机化系统全生命周期、确保数据备份与恢复策略的可靠性、增强审计追踪的管理、建立健全的报警管理流程，以及持续更新操作系统和应用软件，以提高系统的合规性并确保药品安全。

尽管本文提供了一个理论框架，用以系统性地识别和分析问题，但我们也认识到，在实际操作层面，仍存在诸多技术和管理上的挑战，这些挑战可能难以预见且复杂多变。因此，本文特别强调了持续的风险评估和合规性管理的重要性，并指出未来研究方向，即在计算机化系统的整个生命周期中，灵活运用风险管理工具，以适应不断变化的监管环境和技术进步。通过这些措施，期望能够帮助企业更深入地理解FDA的监管要求，有效应对挑战，并在全球市场中维持竞争优势。

参考文献：

[1]颜若曦,曹轶,董江萍. FDA 对我国药品生产企业检查分析[J].中国新药杂志,2020,29(15):1697-1701.

[2]郑平.在药品生产质量管理体系中的数据完整性[D]. 上海:上海交通大学,2015.

[3]宋华琳,刘炫.美国 FDA 警告信的制度架构及启示[J].医药卫生科技,2019(12):28-35.

[4]程立.美国 FDA 警告信制度对我国药品监管工作的启示[J].行政科学论坛,2022,9(08):47-50

[5]CFR.Part 11: Electronic Records;Electronic Signatures-Scope and Application[S],2003.

[6]ISPE.GAMP5: IT Infrastructure Control and Compliance[S],2017.

[7]MHRA. GxP Data Integrity Definitions and Guidance for Industry[EB/OL].(2018-04-09)[2024-06-04].https://www.gov.uk/government/news/mhra-gxp-data-integrity-definitions-and-guidance-for-industry.

[8]EMA. EudraLex - Volume 4 - Good Manufacturing Practice Medicinal Products for Human and Veterinary Use-Annex 11: Computerised Systems [S],2011.

[9]ISPE. GAMP5: A Risk-based approach to compliant GxP computerized systems[S],2022.

[10]PIC/S. Good Practices for Computerized Systems in Regulated "GxP" Environments PI 011-3[S],2007.

连云港石化有限公司隶属于卫星集团，卫星集团成立于 2005 年，于 2011 年在深交所上市，是国内第一家拥有完整的 C3 产业链上市企业。地理优势：连云港卫星石化所在位置是有着“中国沿海七大石化基金之一”的徐圩新区，新区是国家“一带一路”交汇点建设产业合作的重要载体，是连云港市“十三五”规划确定的发展新型临港产品的核心区；

原料优势：2018 年 3 月 15 日，卫星石化股份有限公司和美国能源运输公司（Energy Transfer）、英国航海家气体运输公司（Navigator Gas） 签订了《乙烷供应协议》及《乙烷运输谅解备忘录》合作协议，标志着项目所需的原料乙烷可以得到有效保障；

技术保障：项目所需工艺技术已经签订完毕。2018 年 3 月与美国 Lummus 签订乙烷裂解技术转让协议；2018 年 3 月与荷兰皇家壳牌签订环氧乙烷/乙二醇技术转让协议；2018 年 7 月与德国利安德巴塞尔签订聚乙烯技术转让协议。

1.1 项目背景

自2020年加入中控技术起，主要参与实施大型石化新建一体化项目，具有丰富的项目实施及大型项目现场管理经验，对于聚乙烯、乙烯行业、炼油行业较为熟悉，未来将继续坚持“客户至上”的项目实施理念，增强客户粘性，持续为团队和公司创造更大的价值。           

1.2 项目规模概

连云港石化有限公司 320 万吨/年轻烃综合加工利用项目为公司首个大型乙烷制乙烯项目，该项目由 SEI 总体设计，点数规模在 36000 个左右，一共分为两期工程：一期工程一阶段包括：125 万吨/年轻烃裂解装置一套、72/91 万吨/年EO/EG 装置两套、40 万吨/年 HDPE 装置一套、乙烷低温罐区及码头、配套的公用工程、锅炉、储运系统；一期工程二阶段包括：125 万吨/年轻烃裂解装置一套、6 万吨/年丁二烯抽提装置一套、40 万吨/年 HDPE 装置一套、72/万吨/年 EO 装置一套。项目整体规划图如下；

本项目所有工艺装置，均采用 DCS 进行过程控制和检测，实现集中操作，并建立全厂实时数据库，为全厂计算机信息管理和生产调度建立基础。整个 DCS控制系统由控制站、操作站、工程师站、网络设备、工厂网络接口和应用服务器等设备组成。

本项目设置 1 个中央控制室（CCR）及现场机柜间（FAR1、FAR2、FAR3、FAR4、FAR5、FAR6、FAR7、FAR11、FAR12、FAR13、FAR14、FAR15、FAR20、LCR01、LCR02、LCR03、码头）。操作域、控制域与工艺装置对应关系见分域分组表。

根据现场机柜间分布特点，利用 ECS-700 系统独特系统分域（VALN）管理功能，可以将整个项目分为 12 个 VALN。通过分域（VALN）管理，将全厂的工艺装置通过过程控制网络有机的连接成一个整体，实现数据共享；同时各装置的 DCS控制单元又相互独立，互不影响，以保证装置正常生产和开、停工过程的需要，并且有效地减少了系统网络负荷，保证了在大规模系统构建下过程控制网的实时性。

控制域、操作域划分如下：

每一个 VLAN 对应一个组态。CCR 新建一个作态，通过引用工程读取各个 VLAN的数据，同时实现 VLAN间数据交换的作用。

1.3 项目主要产品

连云港石化有限公司计划建设一套年产 250 万吨乙烷裂解制乙烯装置，该装置位于中国江苏省连云港市徐圩新区，装置将接收来自储罐的低温液相乙烷原料，设计生产聚合级乙烯和燃料气、混合碳三、混合碳四和碳五加副产物。下图为整个装置的物料平衡图：

2.1.2 Lummus 乙烷制乙烯法主要工艺介绍

裂解炉：加热乙烷进料，使其发生断链、脱氢反应生成乙烯等产品；

急冷：终止反应，抑制乙烯产品的消耗，回收高温热量；

压缩/碱洗/干燥：分离重烃和水，为后续分离提供所需压力。脱除酸性气体，脱除水分。

前脱乙烷前加氢：优先分离出 C2 和更重组分，加氢反应消除 MAPD；

深冷和精馏：提供分离所需要的温度，分离目标产品

下图为乙烯装置流程简图。

来自界区外的新鲜液相乙烷原料（200t/h，-84℃，0.9MPaG），首先在冷箱（Z-1301/E-1332X-E-1333X）中被加热至泡点温度（-51℃，0.75MPaG），接着进入乙烯精馏塔塔顶第二冷凝器（E-1411）中被塔顶气相乙烯加热（-38℃，0.71MPaG），然后进入乙烷进料加热器（E-1502AX-DX）中被丙烯制冷剂加热（37℃，0.67MPaG）。新鲜气相乙烷与来自冷箱的循环气相乙烷（104t/h，38℃，0.68MPaG）混合，然后再和乙烷闪蒸气混合，混合物在乙烷进料预热器（E-1130）中被急冷水（QW）加热（304t/h，40℃，0.65MPaG），最后进入裂解炉对流段（FP）。乙烷在裂解炉对流段中被烟气进一步加热（143℃，0.62MPaG），然后被送至乙烷进料饱和塔（C-1102）中进行加湿饱和处理。

在饱和塔中，乙烷通过增湿作用被水饱和（，395t/h，125℃，0.6MPaG），循环工艺水（PW）直接与乙烷逆流接触，以达到希望的稀释比（0.3）。饱和塔循环泵（P-1104A/B）维持工艺水循环，循环工艺水在饱和塔循环加热器（E-1122A/B）中被低压蒸汽（LPS）加热（136℃），控制工艺水循环流量和温度以取得希望的稀释比。设置饱和塔排污量，以除去工艺水中累积的溶解固体和盐分，控制工艺水汽提塔（C-1103）塔底排污流量，两者排污维持工艺水平衡。在高蒸汽热备发生器（E-1129）中，用中压蒸汽加热工艺水以产生高蒸汽热备蒸汽。该换热器的设计能产生足够多的蒸汽，满足 1 台裂解炉高蒸汽热备（HSS）和吹扫所有传输线阀（TLV）和清焦阀（DV）。在裂解炉跳车或多台裂解炉同时要求 HSS 时，可以将高压蒸汽注入到高蒸汽热备蒸汽总管中。饱和塔排污在饱和塔排污冷却器（E-1123A/B）中用冷却水冷却，并与来自急冷水循环剩余急冷水进行汇合，送至废水处理装置（界区外）。

从饱和塔中出来的加湿饱和乙烷原料（395t/h，125℃，0.6MPaG），在乙烷饱和塔过热器（E-1126）中用低压蒸汽加热进行过热处理（131℃），接着在每台裂解炉二级传输线换热器（E-1111 到 E-1117）中进行加热（320℃）。在每台二级传输线的下游注入二甲基二硫（DMDS），以将裂解炉中的结焦趋势降至最低。加热的乙烷/蒸汽混合物在流量控制下，均匀分配到每台裂解炉的八（8）组炉管中。

本文主要介绍了 Lummus 法乙烷制乙烯的工艺流程和复杂控制，为后续乙烯装置项目实施提供经验性的建议和参照。

2,1,4 详细工艺流程

八（8）组炉管中的每一组均包括两根 SRT-III 辐射炉管（4-2-1-1），它们接收来自同一个控制阀（FV-X01A-H）的混合原料。每根辐射炉管均为 4-2-1-1四程 SRT-III 炉管：即在第一程有四根平行炉管，在第二程有两根平行炉管，在第三和第四程各有一根炉管。原料在进入八组辐射炉管前，在下部混合预热炉管（LMP）中进行进一步预热至横跨温度（XOT，690℃）。文丘里管安装在每一组炉管第一程炉管（8 根）入口处，以确保良好的进料流量分配。

来自每台裂解炉八组辐射段炉管的裂解气（833℃，0.106MPaG）进入四（4）台一级传输线换热器（PTLEs，E-1101 A-D 至 E-1107 A-D），并通过锅炉给水（BFW，319℃）进行冷却，且同时产生超高压（SHP）蒸汽（319℃，11.0MPaG）。装置共有七（7）台 SRT III 型裂解炉（H-1101 至 H-1107），每台炉均有四（4）台一级传输线换热器（PTLEs）和一（1）台二级传输线换热器（STLE）。从一级传输线换热器出来的汇总裂解气（350℃，0.098MPaG）在二级传输线换热器中进一步冷却（200℃，0.086MPaG），并送至急冷塔（C-1101）中。

每台裂解炉 4 台一级传输线换热器通过热虹吸系统连接到公用汽包（V-1101 到 V-1107），产生 11.0 MPa（g）公称压力的蒸汽。锅炉给水被锅炉给水泵加压至最高压力送至汽包，并通过每台裂解炉对流段中的烟气进行预（147℃→280℃）。在一级传输线换热器中产生的蒸汽（319℃，11MPaG）接着在对流段的上部超高压蒸汽过热（USSH）段中进行过热处理（319℃→437℃）。为控制最终过热炉管出口温度，将不含磷酸盐的锅炉给水注入到蒸汽减温器（Z-1101 至 Z-1107）中的部分过热蒸汽中（437℃→400℃），该蒸汽减温器位于上部和下部超高压蒸汽过热段之间。在注入锅炉给水后，蒸汽返回对流段下部超高压蒸汽过热段中，最终在 10.5 MPa（g）超高压蒸汽总管压力下，过热到520°C（400℃→520℃）。

来自二级传输线换热器的裂解气在急冷塔（C-1101）中通过与循环急冷水直接逆流接触，被冷却和部分冷凝。汽油凝液、稀释蒸汽和急冷水（QW）在急冷塔塔底进行分离，循环急冷水向各工艺用户（即乙烷进料预热器 E-1130、裂解气加热器 E-1205、脱乙烷塔再沸器 E-1308、混合 C3s 加热器 E-1407b）提供低位能热量。急冷水在裂解炉助燃空气预热器（E-1151-1157）中被空气冷却，然后再在急冷水第一冷却器（E-1120A/B/C/D）中被冷却水进一步冷却。一部分急冷水（55℃）返回至急冷塔作为中间急冷，剩余的急冷水在急冷水第二冷却器（E-1121A/B）中被冷却水进一步冷却（39℃），并返回至急冷塔上部作为上部急冷。

液位控制下，将重质冷凝汽油从急冷塔抽出室中移出。将重汽油与来自工艺水处理单元的轻质油混合，并使用重汽油泵（P-1103A/B）将其输送至储罐。使用重焦移除泵（P-1105 A/B）将可能聚积在急冷塔塔底的任何重质焦油，单独送至储罐。重汽油/重焦油产品混合物被称为“裂解塔底重组份”，通常不在现场装罐。两者混合后，在重油冷却器（E-1125A/B）中进行冷却，外送至界区外储罐。

在急冷塔冷凝的稀释蒸汽被工艺水汽提塔进料泵（P-1102A/B）送至工艺水处理单元（Z-1120），以除去工艺水中悬浮固体和分散油。这个单元由一个过滤系统（两级过滤）和一个后续高效聚结系统组成，来自此单元的工艺水被送至工艺水汽提塔（C-1103）中。

来自工艺水处理单元的工艺水被送至工艺水汽（C-1103），工艺水在汽提塔中被蒸汽汽提以除去挥发性烃、溶解性气体和有机酸，汽提蒸汽在塔底再沸器（E-1127A/B）中由低压蒸汽加热工艺水产生。提供备用再沸器以确保操作连续性，一部分再沸热负荷由热的低压凝液提供（E-1128），这将会降低低压凝液温度，然后再进入低压凝液闪蒸罐。离开工艺水汽提塔塔顶的气体（挥发性烃、溶解性气体和有机酸）被送至急冷塔，离开工艺水汽提塔塔底的工艺水绝大多数被饱和进料泵（P-1106A/B）送至乙烷饱和塔（C-1102）。来自表面凝液总管的凝液作为工艺水汽提塔补充水，以注入汽提塔，用于维持系统内的工艺水平衡。通过控制注入一定量的化学试剂，以防止急冷水和工艺水循环管线腐蚀。

急冷塔塔顶裂解气在离心式压缩机中被压缩，压缩机由透平驱动，四段压缩，设有循环冷却水冷却的段间冷却器。每一段压缩需要限制裂解气温度，在裂解气压缩机（K-1201）每一段注入高品质锅炉给水（BFW），从而使压缩机结垢趋势降到最低。在每一段入口（和机壳上）注入洗油，以便减轻结垢。裂解气压缩机（CGC）二段吸入罐（V-1202）凝结水被送至一段吸入罐（V-1201），凝结烃被送回至急冷塔，裂解气压缩机三段吸入罐（V-1203）凝液被送回至二段吸入罐，裂解气压缩机四段吸入罐（V-1204）凝液被送回至三段吸入罐。裂解气压缩机四段排出罐（V-1205）塔底液和来自干燥器进料分离罐（V-1208）冷凝液混合，并被送至四段吸入罐，聚乙烯尾气、丁二烯尾气和二段吸入罐（V-1202）入口裂解气混合。不合格乙烯和三段吸入罐（V-1203） 入口裂解气混合。

裂解气在裂解气加热器（E-1205）中被急冷水加热后，酸性气体在碱洗/水洗塔（C-1201）中将会从压缩机四段排出裂解气中除去。在碱洗/水洗塔（C- 1201）中使用三段碱洗以完全除去酸性气体，每一段都是由一个碱液循环组 成，碱液循环中碱液由底部泵送至此段的顶部。碱洗/水洗塔顶部有一段水洗， 以防止夹带的碱液污染或者损坏下游设备。有一部来自超高压连续排污冷却器（E-1140）的连续排污水被用作水洗段的洗涤水，水洗段由一个循环管路组 成，此循环中洗涤水由此段底部抽出，在被泵送至此段顶部之前，和来自超高压连续排污冷却器的新鲜洗涤水混合。

界区外 20%碱液储存在 20%碱液储罐（T-1201）中，并利用管道输送。来自此罐的补充碱液和废洗涤水被添加到强碱循环中，以维持上部循环中 10%碱液浓度。碱洗/水洗塔中碱液净流向自上而而下。在液位控制下，废碱液离开塔底，送至废碱液分离/黄油排气罐（V-1215）。在此罐中，塔中形成的黄油与废碱液分离。

尽管可以很好地控制碱液浓度和操作温度，但是在碱洗/水洗塔中，仍有一定量聚合油（黄油）形成，但是通过维持碱液浓度在 10 wt%-12wt%范围，可以阻止固体沉淀。加热碱洗/水洗塔进料，避免烃凝结。氮封碱液储罐，以阻止氧气进入。这两种方法会将黄油形成降到最低。黄油会定期地从碱洗/水洗塔底部排出，送至废碱分离/黄油排气罐（V-1215），黄油从此罐分离并返回至急冷塔，在急冷塔中黄油和裂解塔底副产物混合，并被送至储罐。

急冷塔塔顶裂解气和来自第二裂解气干燥器（DR-1304）乙炔转化器循环物料混合，通过裂解气压缩机一段吸入罐（V-1201）送至裂解气压缩机（K-1201）一段，只有在降低装置生产负荷期间，才进行乙炔转化器循环操作。

来自碱洗/水洗塔顶部的裂解气在干燥器进料深冷器（E-1121）中被丙烯制冷剂深冷，然后送至干燥器进料分离罐（V-1208），在分离罐中凝液从裂解气中分离出来，干燥器进料分离罐凝液返回至裂解气压缩机四段吸入罐（V- 1204），干燥器进料分离罐顶部的裂解气在三台分子筛干燥器系统内干燥，两台干燥器运行，一台干燥器再生或者备用。每台裂解气干燥器（DR- 1201A/B/C）包含两层干燥剂床层，主干燥剂床层和保护床层。在床层之间安装水分分析仪，以显示何时干燥剂失效，需要再生。

干燥器大约每 48 小时需用工艺生产的富氢气尾气进行再生，再生气首先在干燥器再生进料/出料换热器（E-1215）中被加热，接着在干燥器再生气加热器（E-1216）被减温高压蒸汽加热，然后用作再生干燥器干燥剂。再生气出料在干燥器再生气进料/出料换热器中冷却，接着在干燥器再生气冷却器（E-1217） 中冷却，然后送至燃料气系统（V-1901）。在干燥器再生分离罐（V-1214）中凝液分离，并返回至急冷塔（C-1101）。第二裂解气干燥器（DR-1304）也使用此系统再生，设计此系统可以同时再生第二裂解气干燥器（DR-1304）和一台裂解气干燥器（DR-1201）。

一部分粗氢被送往界区外，用于粗氢压缩和变压吸附（PSA）回收氢气。来自冷箱（E-1335DX）的富甲烷尾气被送往甲烷致稳气单元（Z-1204），压缩至界区需要的压力，降低氢气含量以满足产品规格，氢气通过膜系统除去（后续取消了 Z-1204）。

来自裂解气干燥器的裂解气在冷箱（Z-1301/E-1335X）中吸收丙烯制冷剂和各种尾气和产品冷量，逐渐被冷却。裂解气在进入脱乙烷塔（C-1301）之前，通过向脱甲烷塔塔底再沸器（E-1307）提供热量，被进一步深冷。

脱乙烷塔产出 2 股产品：低碳三含量的气相塔顶产品、汽提出乙烷和更轻组分的塔底产品。乙炔在塔顶上方的乙炔转化器（R-1301A/B）中进行加氢处理，加氢后的塔顶产品在尾气换热器 E-1334X 和 E-1333X 中被二元制冷剂、各种尾气、产品和脱甲烷塔塔底产品部分冷凝，提供脱乙烷塔回流。急冷水向脱乙烷塔急冷水再沸器（E-1308）提供所需的再沸热量，同样使用饱和低压蒸汽作为备用再沸器热源。

向脱乙烷塔和再沸器入口管线注入阻聚剂来控制脱乙烷塔内的聚合，阻聚剂储存在储罐内，并由界区外输送至工艺区。

使用钯基催化剂将乙炔选择性加氢转化为乙烯和乙烷，将脱乙烷塔粗塔顶产品中的乙炔除去，加氢反应是放热反应，物流温升与反应乙炔量成正比例，由于氢气转化器设计成两个反应器，反应器由一层床层组成，串联操作。不提供催化剂再生设施，催化再生在装置外进行。操作经验表明催化剂使用周期超过装置检修周期，首床（第一床）催化剂用于转化绝大多数的乙炔，实现乙烯收率最大化。精制床（第二床）反应剩余的乙炔，以满足乙烯产品中乙炔浓度规 格。已经存在于脱乙烷塔塔顶产物中，不需要额外增加氢气（前加氢）。

转化器设计成两个反应器，反应器由一层床层组成，串联操作。不提供催化剂再生设施，催化再生在装置外进行。操作经验表明催化剂使用周期超过装置检修周期，首床（第一床）催化剂用于转化绝大多数的乙炔，实现乙烯收率最大化。精制床（第二床）反应剩余的乙炔，以满足乙烯产品中乙炔浓度规格。

脱乙烷塔粗塔顶产品首先在乙炔转化器进料/出料换热器（E-1311）中被乙炔转换器出料加热，接着在乙炔转化器第二进料/出料换热器（E-1315）中被乙炔转换器出料加热，最后在乙炔转化器加热器（E-1312）中加热。通过控制流向乙炔转化器加热器蒸汽流量实现反应器主要温度控制。在辅助温度控制下， 一部分反应器进料物流跨线绕过进料预热器。辅助进料温度控制器设置温度比进料加热控制器高几度，在万一进料加热器误操作或者突然降低反应器进料量情况下限制出口温度。

乙炔转化器加热器下游是乙炔转化器入口混合器（M-1302），用来混合冷跨线气体和热气体，以确保温度控制器可以显示真实气体温度，乙炔转化器入口温度将根据催化剂使用年限和进料中乙炔、一氧化碳浓度而改变。

乙炔转化器第一床流出物出料在乙炔转化器中间冷却器（E-1313）中被循环冷却水冷却，通过将热气体跨线绕过中间冷却器来控制第二床进料温度，第二床流出料流向第二乙炔转化器进料/出料换热器（E-1315），然后再流向第二裂解气干燥器（DR-1304）。万一裂解气干燥器有水分泄露，第二裂解气干燥器是一个保护干燥器，不提供备用第二裂解气干燥器，在干燥器再生期间跨线第二裂解气干燥器，使用来自公用再生系统的富氢气尾气完成再生。

在第二裂解气干燥器出口提供一条乙炔转化器再循环管线，将转化器出料返回至裂解气压缩机一段吸入罐（V-1201），在开车和降负荷操作时使用这条线以维持反应器最小空速。

乙炔转化器出料气体在进料/出料换热器（E-1311）冷却，然后在冷箱换热器 E-1334X 和 E-1335X 中被二元制冷剂、各种尾气和产品、脱甲烷塔塔底产物部分冷凝，部分冷凝的物流接着被送至脱乙烷塔回流罐（V-1301），在回流罐中气相和液相分离。回流罐液体被脱乙烷塔回流泵（P-1301A/B）送至脱乙烷塔顶作为回流。

脱乙烷塔净塔顶产物（回流罐 V-1301 罐顶气相产品）在冷箱中被尾气和二元制冷剂深冷，深冷物流接着被送至脱甲烷塔第一进料分离罐（V-1302），分离气相和液相，罐底凝液供给脱甲烷塔（C-1302）作为第一股进料。脱甲烷塔第一进料分离罐顶部气相在冷箱中被尾气和二元制冷剂进一步深冷，送至脱甲烷塔第二进料分离罐（V-1303），此罐凝液供给脱甲烷塔（C-1302）作为第二股进料。脱甲烷塔第二进料分离罐顶部气相在进入甲烷洗罐（V-1304）之前， 与来自脱甲烷塔回流罐（V-1305）的液体甲烷在甲烷洗液混合器（M-1301）内混合，甲烷洗液用于减少氢气物流中夹带乙烯损失。甲烷洗罐的凝液和脱甲烷塔回流混合，供给脱甲烷塔作为第三股进料。

甲烷洗罐顶部的富氢气物流在冷箱中被加热，一小部分氢气被送往氢气纯化系统，一些氢气物流用作干燥器再生，最后在与甲烷尾气混合送往燃料气系统。

脱乙烷塔塔底产品被送往脱丙烷塔，进行另外的工艺处理。

脱甲烷塔（C-1302）是一个 5 床层填料塔，裂解气深冷系统的 3 股液体进料被送往脱甲烷塔合适的床层，脱甲烷塔在足够高的压力下操作，以便甲烷尾气可以流向燃料气系统。

脱甲烷塔通过脱甲烷再沸器（E-1307）内的裂解气进行加热再沸，在冷箱（Z-1301）中塔顶产物被二元制冷剂部分冷凝，部分冷凝的物流被送至脱甲烷塔回（V-1305），一部分液体被泵送到脱甲烷塔塔顶作为回流，剩余液体用来洗涤甲烷洗液混合器内的裂解气，来自甲烷洗罐（V-1304）的液体返回至脱甲烷塔塔顶作为第三股进料。回流罐顶部的气相产品用冷箱中的裂解气加热，送至甲烷致稳气系统（Z-1204，后续已经取消）。脱甲烷塔塔底产物被裂解气、脱乙烷塔粗塔顶产物和二元制冷剂在冷箱中加热至其泡点，被泵送至乙烯精馏（C-1401）。

乙烯精馏塔（C-1401）设计成生产 99.95mol%纯度的乙烯，使用冷凝的丙烯制冷剂加热乙烯精馏塔再沸器（E-1410A/B）和侧线再沸器（E-1409），离开乙烯精馏塔塔底的乙烷在冷箱（Z-1301）中被二元制冷剂和裂解气汽化和加热，这股再循环乙烷和新鲜乙烷进料混合，变成裂解炉进料。乙烯精馏塔塔顶气相在乙烯精馏塔冷凝器（E-1408）中被丙烯制冷剂和在乙烯精馏塔第二冷凝器（E-1411）中被乙烷进料全部冷凝，使用乙烯精馏塔回流泵（P-1403A/B）将回流罐中液相回流返回至塔中，使用乙烯精馏塔回流泵将 1.85MPaG 的乙烯产品送至界区外球罐。

高压（3.6MPaG）乙烯产品由储罐返回，在冷箱中与各种冷位能的丙烯制冷剂、来自干燥器的裂解气和二元制冷剂进行换热汽化，汽化的 3.5MPaG 气相乙烯被送往界区外。

脱丙烷塔（C-1402）目的是实现脱乙烷塔塔底产物中碳三组分、碳四及更重组分的快速分离。脱乙烷塔塔底产物流向脱丙烷塔，脱丙烷塔设计有阻聚剂注入系统。塔顶产物用-6℃丙烯制冷剂进行冷凝（E-1404），部分冷凝产品用作回流，部分产品泵送至界区外。通过减温低压蒸汽使脱丙烷塔再沸，包含碳四和更重组分的塔底产品被送往脱丁烷塔（C-1440）。在脱丙烷塔进料和再沸入口管线提供来自 Z-1306 的阻聚剂注入，以减少结垢。

脱丙烷塔塔底产品流向脱丁烷塔，碳四产品在脱丁烷塔中分离。脱丁烷塔在循环冷却水可以全部冷凝塔顶气相的压力下操作，减温低压蒸汽提供塔底再沸热量，包含混合碳四的塔顶产品被泵送至界区外。

不需要注入阻聚剂（实际设计有），因为乙烷裂解制乙烯脱丁烷系统中一般没有结垢。对于未来如有需要，在脱丁烷塔进料和公用再沸器进料管线预留了注入点。

在脱丁烷塔塔底冷却器出口提供了来自 Z-1402 的抗氧化剂注入，为了阻止裂解汽油物流中形成胶质。为阻止混合碳四产品中聚合物形成，提供来自 Z1401 的抗氧化剂注入。

丙烯制冷系统是一个闭式四段系统，利用蒸汽透平驱动离心压缩机。系统提供四个位能冷量：-40℃、-20℃、-6℃和 13℃。在丙烯制冷剂冷凝器（E- 1501A-D）中压缩机出口气相丙烯被循环冷却水降温和冷凝。

在乙烯精馏塔侧线再沸器（E-1409）和乙烯精馏塔再沸器（E-1410A/B）中制冷系统中的丙烯被冷凝，以回收冷量。在乙烷进料加热器（E-1502AX-DX） 中，用汽化的乙烷进料冷却丙烯制冷剂液体，以额外回收乙烷冷量。丙烯制冷剂系统也作为二元制冷剂冷凝介质。

丙烯制冷剂系统每一段都有吸入罐，为各种系统用户提供缓冲，最大化降低每一段雾沫夹带进入压缩机。在压缩机出口处也提供一个收集罐（V- 1505），以提供液体密封，确保制冷剂在压缩机出口后冷凝。丙烯制冷剂四段吸入罐（V-1504）中绝大多数丙烯是液体，丙烯制冷剂一段吸入罐（V-1501）不带液操作，并配有一个分布器以帮助汽化任何可以积聚的液体。用界区外的丙烯初始填充和后续补充丙烯制冷系统。

二元制冷剂（BR）系统中，甲烷和乙烯组合成一个单一恒定组分的制冷剂，二元制冷系统是一个闭式三段系统，使用蒸汽透平驱动压缩机。系统提供装置最冷制冷位能，在-58℃，-98℃和-134℃冷却和冷凝工艺物流压缩机出口气相二元冷剂，首先在二元制冷剂冷却器（E-1601）中用循环冷却水进行冷却，接着在冷箱（Z-1301）中用丙烯制冷剂、工艺尾气、工艺液体和自冷进一步降温。冷凝的二元制冷剂储存在二元制冷剂收集罐（V-1604） 中，用于为脱甲烷塔、脱乙烷塔和裂解气深冷提供深冷。

在二元制冷剂循环最冷端使用二元制冷剂反凝罐（V-1606X），允许任何不凝烃排放至火炬。

二元制冷剂压缩机吸入罐不带液操作，被配有分布器，以帮助除去任何积聚的液体。

乙烯通过正常高压乙烯产品线（气相）补充至二元系统，或者在开车期间只通过乙烯产品球罐补充液相乙烯。甲烷可以从脱甲烷塔回流罐（V-1305）既可以补充气体，也可以补充有液体至系统。使用一个两相流分析仪连续分析二元制冷剂系统中的甲烷/乙烯混合物浓度。

干火炬气在干火炬气液分离罐（V-1911）下游的干火炬总管过热器（E- 1915）加热后，和湿火炬气液分离罐（V-1910）下游的湿火炬气混合后，进入单独一条主火炬总管，混合火炬总管连接到火炬烟囱。

湿火炬系统处理来自安全阀和“B”阀泄压排放的湿的、热的气体。“B” 阀是与安全阀平行设置的控制阀，当正常压力控制阀（“A”阀）全开或者全关都不能控制压力在所需设定值时，“B”阀将打开，向火炬排放。由于湿火炬接收湿的泄压物流，任何进入湿火炬总管的物流都必须在 0℃以上，以避免火炬总管出现潜在结冰和堵塞的风险。

•乙烷进料饱和塔

•急冷塔

•裂解气压缩机

•乙炔转化器

•脱丙烷塔

•脱丁烷塔

•丙烯制冷剂压缩机排气

•二元制冷剂压缩机排气

湿火炬由排放至湿火炬气液分离罐的分枝总管组成，在湿火炬罐内任何可以积累的液体都被泵送至急冷塔，系统通常由碳钢组成，连接至此总管的主要设备有：

•裂解气急冷组罐

•脱甲烷塔

•脱乙烷塔

•乙烯精馏塔

•脱丙烷塔回流罐

•丙烯制冷剂罐

•二元制冷剂罐

干火炬系统收集所有来自安全阀和“B”阀的干的、冷的泄压排放，它由排放至干火炬气液分离罐的分枝总管组成，在干火炬气液分离罐中任何可以积累的液体都在干火炬汽化器（E-1912/1913）中汽化，并返回至火炬，连接至此总管的主要设备有：

提供燃料气罐以确保侧壁烧嘴和底部烧嘴合适的燃料气消耗。富甲烷燃料气混合罐（V-1905）将甲烷致稳气（后续取消）分离后剩余的甲烷燃料气和补充燃料气混合，为侧壁烧嘴提供燃料。富氢气燃料气混合罐（V-1901）将来自冷箱的富氢气燃料气和补充燃料气混合，为底部烧嘴提供燃料，过量的富氢气燃料气外送至界区外用户。

蒸汽和凝液系统由超高压（SHP），高压（HP），中压（MP）和低压（LP）总管组成。

超高压蒸汽在裂解炉中产生，并通过裂解气压缩机（CGC）透平抽汽产生高压蒸汽，同时也通过丙烯制冷压缩机（PRC）透平抽汽产生中压蒸汽。

通过裂解气压缩机透平产生的高压蒸汽被高压用户消耗。通过丙烯制冷剂压缩机透平产生的中压蒸汽被中压用户消耗。通过二元制冷剂压缩机（BRC）透平高压蒸汽抽汽产生的低压蒸汽，满足所有需要低压蒸汽需求。

来自裂解气压缩机透平、二元制冷剂压缩机透平和丙烯制冷剂压缩机透平的表面凝液被泵送至混床精制，处理过的表面凝液和脱盐水混合（如果需要），接着被送至 0.35MPag 操作压力下的除氧器（Z-1931）。

来自饱和塔循环加热器（E-1122A/B）的蒸汽凝液被收集，并泵送至工艺水汽提塔第二再沸器（E-1128），在工艺水汽提塔第二再沸器回收多余的热 量，降温的凝液和所有其它低压蒸汽用户混合，并在低压凝液闪蒸罐闪蒸成低压蒸汽。 来自低压凝液闪蒸罐的液体被泵送至除氧器（修改为外送公用工程），除氧器闪蒸汽排放至大气。

除氧器底部满足产生蒸汽品质要求的锅炉给水被泵送至下面用户：

•裂解工段用于产生超高压蒸汽

•低压蒸汽减温器

•裂解气压缩机注水

•超高压蒸汽减温减压至高压蒸汽

•干燥器再生气加热器（E-1216）减温器

开车期间（投料前），压缩机可能产生过量表面凝液，此过量凝液在混合精制处理后，外送至界区外。

乙烯（ethylene）最简单的烯烃，分子式 C2H4。无色易燃气体。熔点－169℃，沸点－103.7℃。几乎不溶于水，难溶于乙醇，易溶于乙醚和丙酮，所以常见的乙烯装置均有配套的下游装置，因此乙烯装置的稳定运行决定了全厂所有装置是否可以长时间可靠运行，牵一发而动全身，而乙烯装置的核心就是裂解炉，连云港石化乙烯装置采用 SRT III 型裂解炉，正常情况 7 用 1 备，每台裂解炉运行周期 60 天左右，所以乙烯装置的核心控制也就是裂解炉部分的控制，裂解炉如下图所示：

2.2.1 核心控制介绍

裂解炉部分的控制其实就是 COT 控制来平衡裂解深度和炉子使用周期，COT要控制在一个合理的范围内，过高虽然可以提高裂解深度，但是会提高炉子结焦率，减少炉子使用寿命；COT 过低炉子的使用寿命虽然可以按照正常的运行周期使用，但是裂解深度降低，裂解气含量降低，影响了装置产率，因此将 COT 控制在一个合理的数值范围之内，体现了操作工的经验和水平。、

其次，裂解炉进料控制也是裂解炉部分非常重要的控制，SRT III 型裂解炉每台炉均有 8 条支路共同进料，如果 8 条支路进料不均匀，则会导致炉内结焦度不均，不仅缩短了裂解炉运行时间，而且因为结焦厚度不均，后期极难处理，加大了工作量，所以精准控制 8 条支路进料，尽量保证进料量在 60kg/h 左右，是目前用户所得到的一个较为完美的数据。

3.1 控制方案

乙烯装置主要分为三个单元，分别为裂解单元、压缩单元、分离单元。下表为各单元主要控制一览表。

COT 控制代表着乙烷裂解深度，将温度控制在合理的范围之内（835℃），不仅能提高乙烯裂解深度，还能保证炉子运行寿命（一般为 60 天左右）。

COT 温度过低，乙烯裂解深度低，产率低；COT 温度过高，乙烯裂解深度高，但结焦率增大，炉子运行周期降低。

3.1.1 裂解-炉膛负压控制

3.1.1.1 作用

炉膛负压是反映燃烧工况稳定与否的重要参数，是运行中要控制和监视的重要参数之一。炉内燃烧工况一旦发生变化，炉膛负压随即发生相应变化。当锅炉的燃烧系统发生故障或异常时，最先将在炉膛负压上反映出来，而后才是火检、火焰等的变化，其次才是蒸汽参数的变化。因此，监视和控制炉膛负压对于保证炉内燃烧工况的稳定、分析炉内燃烧工况、烟道运行工况、分析某些事故的原因均有极其重要的意义。

3.1.1.2 控制方案

根据上图，炉膛控制是采用单回路 PID 进行控制的，根据炉膛负压调整引风机的频率来实现对整个裂解炉炉膛负压的控制。

3.1.2.1 作用

3.1.2 裂解-COT 控制

3.1.2.2 设计方案

3.2.1.3 控制方案

上图为 COT 控制的逻辑页，COT 控制其实也就是热值控制，由上图所示，实际热量和人工输入热量由转换开关“1200-HS-00225-AN”来控制，用户工艺根据实际工况实现转换，来保持工况稳定；其次，调节阀 QV00206 作为输出，是由QIC00201(裂解炉 8 支路温度平均值作为内环给定，测量值为燃料气流量)和PIC00211(一级燃烧气压力）通过高选来实现控制的，正常情况下由 QIC00201来控制，当燃料气压力过（设定值 40kpa），那么则有燃料气压力控制器来进行控制，稳定工况。

最终参与进料控制，如下图所示：

3.1.3 裂解-进料控制

3.1.3.1 作用

XOT/℃： 入口温度 COT/℃： 出口温度 TDC/℃： 温差

进料： 乙烷进料 DA： 清焦空气进料

3.1.1.2 控制方案

每台裂解炉都有 8 条支路，参与 COT 控制的温度为 8 条支路温度平均值，TDC温度指的就是每路直管与温度平均值的温差。

平常进料为 8 条支路齐头并进，共同进料，日常生产中重要控制参数就是 8条支路进料的均衡性，如果导致进料差值过大，就可能影响结焦的厚薄程度，对炉管造成一定损坏。

3.1.4.1 作用

碱洗塔的作用是通过塔内 20%的碱液将乙烯中的酸性气体中和，生成 10%的碱液，提高乙烯纯度，将比值维持在 1 左右，可以保证反映的更加充分，达到预期效果。

裂解炉八个支路均有两个温度测点进行检测，用户工艺可以通过这八组温度对应的温度切换开关来完成 DCS 画面切换，上图中右侧逻辑图画面为八组温度测点故障信号的判断逻辑；

上图程序页为 DCS 系统对八组温度测点进行的处理，先求八个温度测点的平

均值，然后分别与八个温度测点进行相减，求得 TDC（温差），温差参与调解。

3.1.4 压缩-碱洗塔液位控制

3.1.4.2 控制方案

如上图所示，1200FIC12004 与 FV12004 和 FV12004B 阀门构成了选择控制，通过用户手动操作，选择主支路进料控制。

此外，FI12004 不仅参与了选择控制还通过与 FI12005 构成比值控制，来控制进入碱洗塔的裂解气流量，从而保证塔内碱液和裂解气气体能够充分反应。

3.1.5 压缩-干燥器解耦控制

3.1.5.1 作用

解耦控制的主要目的是控制裂解气的进料量，从而保证整个管网的工况稳定和乙烯装置负荷控制；

3.1.5.2 控制方案

3.1.7.1 作用

乙烯出料控制的目的是为了保证乙烯产量和进乙烯精馏塔维持平衡，保证最大反应速率。

乙烯装置唯一一个顺序控制，三台干燥器两用一备，完成乙烯干燥。

干燥 器解耦 控制 是将 FV12008 和 FV12032 阀门 互相当 做 TIC12012 和TIC12008 的前馈，来控制裂解气进料。

3.1.6.1 作用

3.1.7 分离-乙烯出料控制

3.1.6 压缩-干燥器顺控

3.1.6.2 控制方案

3.1.7.2 控制方案

4.1 控制流程画面

4.1.1 工艺流程图绘制原

HMI 流程图画面布局和样式应该以方便工艺人员操作和使用为主要原则，起到简化工艺生产过程的显示，并方便操作员清晰地观察生产过程，便捷地进行生产操作的作用，整个项目流程图画面遵循下面绘图原则：

-尽量减少管道（线）交叉；

-设备均衡分布在屏幕上，防止密度过大；

-尽可能水平线放置控制阀和开关阀；

-整齐地放置阀门（尽量在一条线上）；

-两条线之间至少要有一个字符的空间；

-尽量减少管道线的拐弯；

-在管线进入设备的地方放置方向箭头；

-不要将管道线 X 型连接（4 条线汇集在一点）；

-根据操作要求，标示出重要细节；

-设备位号应尽可能放置在设备内部，或者放置在设备右边；

-管道线应粗细分明，这样就能清楚的分辨出主管道线、辅助管线和信号线；

-所有控制信号线应该是虚线，如果它们连接到另外画面的话，应该标注仪表位-号并动态链接到相应的画面；

-现场没有状态信号进 DCS 的气动回路、安全阀、蒸汽阀、手动阀等，不出现在-画面上，特殊需要除外；

-一般情况下，不显示 DCS、SIS 和其它子系统的仪表管线，特殊需要除外；

4.1.2 流程图结构画面设计

针对于每一套工艺装置，流程图共划分为四层结构，从第 1 层至第 4 层能够反映出工艺流程由整体到局部，由装置概貌到具体操作，逐步细化的过程。

第 1 级图层：装置索引页。索引页采用图形化菜单的形式，通过带有流程名称的按钮可点击进入相应的工艺画面，索引页不显示工艺状态信息。所有的流程图画面都体现在索引页上，如下图所示：

4.1.3 画面跳转功能

连云港石化乙烯装置的流程跳转设计包括以下几类：

1.级间跳转：按钮，可跳转到索引页、区域总貌等常用画面

按钮大小：86*23（单个），宽*高。

按钮颜色：灰色（240,240,240）。

按钮位置：画面右上角，上边界为 4，左边界为 1819。

2.平级跳转：按钮，可跳转到常用画面

第 2 级图层：区域总貌。显示一个特定区域的主要工艺流程以及重要的工艺参数，包括主要的监控参数、主流程的阀门和泵等设备状态，通过区域总貌可以跳转到本区域的详细工艺流程画面，下图从左到右分别为裂解、压缩、分离三个装置的区域总貌：

第 3 级图层：详细工艺操作画面。详细工艺操作画面显示装置的详细工艺流程，包括所有需要监控的设备、所有工艺变量、状态信息。所有过程控制操作都可以在详细工艺画面完成。下图为裂解单元 2#裂解炉流程图画面：

第 4 级图层层：操作面板、程序控制面板。工艺人员主要通过第四级图层完成 DCS 控制。

按钮大小：120*28（单个），宽*高。

按钮数量：15。

按钮颜色：灰色（240,240,240），当前页绿色（0,192,0）

按钮位置：画面底部，下边界为 1060，左边界 60。

3.平级跳转：管线始段、末端箭头，通过的跳转箭头跳转到该管线的下一个

流程画面

按钮颜色：灰色（128,128,128）。

按钮位置：始端箭头，左边界 15；末端箭头，右边界 1905

4.1.4 装置图例

下图为连云港石化乙烯装置流程图图例：

4.2 关键控制效果展示

4.2.1 干燥器顺控全自动运行

干燥器顺控依据设计院设计的基础上，根据现场装置实际工况，进行优化补充，主要体现在以下两个部分：

1.阀检报警，顺控暂停。当顺控在运行过程中，当前步序阀检不通过，触发报警，顺控会立刻暂停到该步，并立刻触发“操作指导”功能，提醒用户工艺目前顺控中阀门存在问题，请立刻检查；

2.调度弹出。关键步序重点关注，比如顺控第 35 步的时候，是需要工艺去现场确定工况，外排排水的，通过“调度弹出”的方式，就可以使工艺减少精力，重点关注核心控制，在一定程度上提高了装置生产负荷，也减少了人员操作频次。

下图为干燥器顺控全自动运行的流程图画面截图：

4.2.2 COT 控制效果

作为裂解炉部分最为重要的三个核心控制之一，COT 控制代表了装置生产负荷。在设计院设计资料的基础上，和用户工艺一起商讨，优化控制，即当热值控制器（1200OIC00201）处于自动及串级模式(PID.Mode≥4）时，将热值切换开关自动（1200_HS_00225）置 ON，也就是通过现场实际热值来参与回路控制，来确保回路控制的问题，具体控制回路请看 3.2.1.3。下图为乙烯装置稳定运行后，COT 控制回路的历史趋势图：

4.2.3 进料控制效果

4.2.5 碱洗塔比值控制效果

碱洗塔比值控制（FFY12005）为碱洗塔（C-1201）内部提供一个合适的反应环境，此控制又受到 FV12004 和 FV12004B 阀门的限制，所以在现场实际生产过程中进行切换的时候，用户想实现阀位互换，意思就是 FV12004 的阀位和FV12004B 阀位在切换的一瞬间进行置换，保证生产工况的稳定，程序如下：

4.2.6 工况管理效果

连云港石化乙烯装置共有 8 台裂解炉，正常生产 7 用 1 备，当裂解炉处于备用状态时，对于该台裂解炉上面的测点来说，是处于报警状态的，但是这种报警是正常现象，所以经过组态优化，当某台裂解炉不处于运行状态时，通过“工况管理”的功能将目标裂解炉上测点进行报警抑制，屏蔽不必要的报警来实现报警精简，减少工艺工作量，如下图所示，当启用工况管理功能时，裂解单元的报警由 200 多个报警降为 26 个，报警数量显著提高，利用用户维护装置和分析问题。

裂解炉乙烷进料控制复杂点在于需要八个控制器通过人工协调控制，保证八条支管进料都处于较小的误差范围之内，这个控制主要做的优化如下程序：

通过按钮一键完成同一台裂解炉 8 条支路的控制（手动状态，一键增加减少阀位；自动状态，一键增加减少设定值 SV），来完成升降负荷操作。下图为解炉进料控制单支控制器的运行趋势图：

4.2.4 炉膛负压控制效果

炉膛负压主要通过控制引风机的转速来实现裂解炉负压控制，引风量比较大，也就是炉膛压力太低，会使大量的冷空气漏入炉膛内，降低了炉膛温度，增大了引风机负荷和排烟带走的热量损失。如果引风量太低，也就是炉膛压力高，接近大气压力，则炉烟会往外冒，影响设备与工作人员的安全，所以将引风机维持在一个合适的转速范围之内（经验值：675r/min）。

碱洗塔比值控制效果图如下

4.3 现场实际照片展示

4.3.1 CCR 大厅实际照片

下图分别为用户 CCR 装置和用户乙烯装置一次开车现场照

4.3.2 现场机柜间照片

1.自动化程度高。下图为连云港石化乙烯装置三个单元的自控率效果图：

下图分别为用户现场机柜间环境。

4.3.3 乙烯装置现场照片

下图为乙烯裂解炉和工程师站照片。

4.4 项目生产质量

目前来看，三个单元自控率均在 97%以上（裂解部分因为 COT 部分的原因，工艺原因与控制回路无关），有效减少了工艺人员手动操作的频率。压缩单元的干燥器顺控能够实现无人值守，全自动运行，详情请见 4.2.1 部分，对于用户操作以及提升负荷来讲，极大地减少操作频次，为用户负荷提升和实验测试提供了有力保障！

2. 操作频次少。裂解单元工况管理作用的启用，能够屏蔽备用裂解炉报警，减少过程报警数量，极大地提高了用户自动化能力，减小用户负荷，目前乙烯装置三个单元，每个单元三台电脑，内操平均操作人数在 1.5 人作用，对于用户人力管理和操作负荷来讲，均得到有效提升。下图为近三天该装置操作频次统计

上述表格数据是该装置 2022 年 10 月份的操作数量（从 VF 操作日志获取），当月最高操作频次为 17021 次，最低操作频次为 2787，当月平均操作频次为 7874次。

3. 装置运行稳定。该装置于 2021 年 5 月份一次开车正常，连续运行至当前为止，期间未发生非计划停车时间，有利地体现了中控产品设备运行的稳定性。

4.5 缩短项目周期

连云港石化二期乙烯项目于 2022 年 8 月份一次开车成功，较计划开车时间提前 1 个月，且本次开车期间从乙烷进料到产出合格产品仅用 20 个小时，体现用户的管理操作水平，同时也是对中控卓越的服务能力的认可，主要体现在以下四个方面：

1.未雨绸缪，预判进度。连云港石化二期项目作为卫星集团的关键节点项目，项目周期安排较为紧凑，秉承着“为用户创造价值”的工作理念，项目经理带领小组成员，协调人员设计、测试，发货，赶在杭州 2022 年 2 月份疫情静默管理之前将项目各装置所有机柜发出，比计划发货时间整整提前了一个月，保证了用户 DCS 系统上电调试工作正常开展。

1. 优秀的解决方面服务。用户希望他们的需求需求，中控可以提供完整的解决方案，此方案包含配置清单、技术支持、价格等，可以使用户直观地了解到计划的可行性，也方便用户对需求进行调整；

2. 快速的服务响应能力。用户表示当前连云港石化中控团队的服务他们甚为满意，但是希望在后期维护阶段甚至新项目调试阶段，能够继续保持这种可靠的技术保障和高效的调试效率，快速响应，积极解决，推动用户计划按时甚至提前完成。

5.1 用户对硬件提出的建议

建议一：电源柜数显表增加变送功能，能够将电源质量（电压，电流）作为AI 点在 DCS 画面上显示，使这些参数可以在 DCS 画面上记录形成趋势，方便用户查找问题。

2.专人专项，定点协助。在前中期调试阶段，因为疫情原因，无法抵达现场为用户提供技术支持，为保证用户调试工作正常开展，项目组成员按照 1 对 1的分配模式，解决用户提出来的各个装置问题，推动现场调试工作正常开展。

3.重点跟踪，保证进度。在 5 月份疫情刚刚结束，面对连云港严峻的入市防疫政策，AR 销售经理积极协调用户，跟踪入市政策，第一时间将中控服务人员协调到用户现场进行调试，作为全厂第一批入场的调试人员，中控认真的服务态度得到了用户的赞扬和认可。

4.强大后盾，提供开车调试保障。2#PE 装置开车前一个月，用户反映 MTL5532安全栅存在转速波动问题，该型号安全栅全部用于装置转阀转速显示，影响到流化床顺控和部分联锁，影响十分巨大。在得到用户反馈后，中控工程师紧急协调现场服务团队，对问题现象进行验证，再确定确实有如上问题后，分批分组，保证现场装置调试不受影响的基础上，加班加点，对该装置 50 块安全栅逐块进行测试，明确问题安全栅，并针对此类问题，积极协调公司技术、调度、生产、采购等方面的人员，明确问题原因，及时调货更换安全栅，确保用户装置顺利开车。需要说明的是，在用户提出该问题之后，向调度明确该类问题的次日，备件安全栅已经邮寄到现场进行更换，强大的供货环节使用户对中控刮目相看。而友商康吉森因为供货链的问题，缺少部分卡件，影响用户部分调试工作，直到开车前半个月，才将缺少卡件发送至现场，严重影响用户调试进度。经过这两件事情的比较，用户对中控的能力认可度更高了！

5.2 用户对软件提出的建议

连云港石化作为公司的重点客户，对中控 ECS-700 软件认识颇深，对 VF 软件的功能和操作基本满意，在此基础上，用户提出了以下建议：

1.优化 SAMS 软件。加快 SAMS 软件加载现场仪表的速率，优化操作界面，提供更人性化的可视界面，希望能将“数据服务”“设备管理”两个软件合二为一，方便新员工上手操作；

2.VF 增加更加人性化的组件功能。比如 PID 自整定功能，可以根据实际工况为用户提供理想 PID 参数，可以使用户在目标值范围内进行调整；又比如智能报警功能，能够实现更加人性化、定制化的报警系统管理等。

5.3 用户对服务提出的建议

经过现场走访、交谈，连云港石化对当前中控“客户成功”的价值理念较为认可，对对中控工程团队提供的优秀服务表示感谢，在此基础上，用户希望中控在以下两个方面能够继续提高：

本篇文章介绍了 Lummus 乙烷制乙烯法的工艺流程、核心控制以及在项目实施过程中的经验技巧。Lummus 工艺成本低，流程短，对于用户来讲，生产工艺能够得到广泛认可和采用，也代表着在后续的项目实施中会经常碰见类似的工艺包，希望本篇总结能够使大家了解 Lummus 工艺的主要工艺流程，对后续的项目实施有一定的借鉴作用，提高大家项目实施经效率，秉承着“用户成功”的经营理念，继续为用户创造价值

1.1 项目背景

河南金大地四期60万吨/年小苏打项目配套60万吨/年合成氨。四期新添加两台晋华炉与原三期45万吨/年合成氨项目的三台晋华炉总管连接，互为备用、形成四开一备的气化岛。

2021年5月27号签订技术协议以来项目组成员加班加点赶工期，2021年11月份该项目先后实现了所有压缩机一次冲转成功、空分装置在2021年11月29日生产出合格氧气，2021年12月10日下午15点16分煤气化装置投料，2021年12月12日凌晨4点18分，河南金大地化工有限责任公司60万吨/年小苏打项目打通全部流程，一次投料成功生产出合成氨产品。

（1）动力锅炉：循环流化床锅炉将煤通过燃烧产出供整个项目使用的不同压力段的蒸汽，副产蒸汽发电。

2017年入职中控后  多次实施项目包含煤制甲醇、焦炉气制乙二醇、锂电池、BDO等行业，具有丰富项目管理经验，与用户具有良好的合作体验，并得到用户一致好评。

1.2 项目规模及行业前景

1.3项目主要产品

项目以神木煤为原料，经水煤浆气化炉反应制得粗煤气；粗煤气经变换及热回收、低温甲醇洗单元后得到净化气。净化气在液氮洗精制后经合成气压缩后送碱原料合成装置。净化装置生产的酸性气送硫回收装置生产硫磺产品。全部产品液氨加压送联碱装置氨吸工段，用于生产纯碱和小苏打，同时副产氯化铵。

生产规模为，年产60万吨合成氨、70万吨纯碱、160万吨小苏打、180万吨氯化铵及复合肥、300万吨真空盐。全国最大的食品级小苏打生产基地、全球最大的联碱氯化铵生产基地。

液氨、纯碱、小苏打、氯化铵

1.4 项目总结适用行业范围

煤化工行业水煤浆气化炉工段

 2.1 项目工艺流程介绍

（2）空气分离（空分）：根据空气中各种气体的沸点不同，经过锅炉来蒸汽带动汽轮机对过滤后的空气进行增压、预冷、纯化并利用大部分由膨胀机提供的冷量使之液化再进行精馏从而获得氧/氮产品气。

（3）原料气制备（气化）：煤浆制备岗位生产的煤浆与空分岗位生产的氧气在气化炉内进行燃烧氧化反应，生产出以CO、H2为主要成分的工艺气，洗涤后送入变换工序。

（4）粗煤气变换（变换）：合成氨生产需要的原料气是H2和N2，气化来的工艺气中含有30%左右的CO,需要将其去除。变换工段的作用的就是去除CO并在催化剂的条件下利用水蒸气与CO反应，生成H2和C02。

（5）低温甲醇洗/硫回收：从气化来的工艺气经过变换后送至低温甲醇洗装置净化，由于变换气中含有大量的CO2、H2S和有机硫、HCN、石脑油以及其他杂质。低温甲醇洗装置就是通过甲醇洗涤脱除变换气中的CO2、H2S和有机硫、HCN、石脑油等杂质，使变换气得到净化满足合成气的净化度要求；被甲醇吸收的H2S和有机硫在甲醇洗装置内富积浓缩后送往WSA硫回收装置生产硫酸产品，使排放尾气中的硫化物含量达到环保要求。

（6）氨合成：由经过低温甲醇洗净化过的N2和H2在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。

 2.2 重点工艺详细介绍

（*此处介绍重点工艺，为后续的控制方案做铺垫，此处必须重点工艺配合流程图进行说明*）

气化装置主要分为三个大工段，水煤浆制备工段、气化工段、灰水处理工段。其中气化炉部分的炉膛点火系统（SIS）、氧煤比控制（DCS）、锁斗排渣程序控制（DCS）至关重要。

由煤贮运系统来的原料煤，经皮带机输送进入煤斗，又经煤称重给料机计量进入磨煤机。制浆用水可以采用工厂难以处理的废水。添加剂在地下池中配制成一定浓度后，由添加剂槽给料泵送入添加剂槽，再由添加剂计量给料泵，按一定比例与水、原料煤同时进入磨煤机，在磨煤机中磨成一定粒度分布、浓度的煤浆。出磨煤机的煤浆经滚筒筛过滤后流至磨机出料槽，由低压煤浆泵送至煤浆槽。磨机出料槽和煤浆槽均设有搅拌器，使煤浆处于均匀、稳定的悬浮状态。

由煤贮运系统来的原料煤，经皮带机输送进入煤斗，又经煤称重给料机计量进入磨煤机。制浆用水可以采用工厂难以处理的废水。添加剂在地下池中配制成一定浓度后，由添加剂槽给料泵送入添加剂槽，再由添加剂计量给料泵，按一定比例与水、原料煤同时进入磨煤机，在磨煤机中磨成一定粒度分布、浓度的煤浆。出磨煤机的煤浆经滚筒筛过滤后流至磨机出料槽，由低压煤浆泵送至煤浆槽。磨机出料槽和煤浆槽均设有搅拌器，使煤浆处于均匀、稳定的悬浮状态。

来自煤浆槽的煤浆，由高压煤浆泵加压后送至气化炉。来自空分的的氧气由烧嘴的中心管和环管进入气化炉。煤浆和氧气在高温条件下瞬间完成部分氧化反应生成粗煤气。反应后的粗煤气和熔渣一起出燃烧室后，进入辐射废锅进行热量回收，辐射废锅副产饱和蒸汽，经辐射废锅后，粗煤气降温后与废锅底部的激冷水混合去往洗气塔，经洗气塔洗涤降温除尘后送至用户。

为了保护工艺烧嘴，在工艺烧嘴的端部设有水夹套，通过工艺烧嘴冷却水的循环流动来冷却烧嘴。气化炉水冷壁系统和烧嘴冷却水系统共用一套锅炉给水系统。来自锅炉母管的锅炉水通过液位调节系统送入汽包，汽包中的锅炉水，通过锅炉水循环泵分别送入气化炉的水冷壁系统和烧嘴冷却水系统。

气化炉反应中产生的熔渣出燃烧室后随粗煤气进入废锅回收热量，出废锅后经水浴冷却后由锁斗系统排入渣池，由捞渣机捞出后，用货车外运。渣池黑水送至灰水处理系统进行处理。

从洗气塔底部来的黑水进入高压闪蒸罐。在高压闪蒸罐中，经减压闪蒸一部分的水变成蒸汽，高压闪蒸蒸汽送去热水塔，回收热量。

从高压闪蒸罐底部排出的水含有较多的固体颗粒，这部分黑水通过液位控制送到低压闪蒸罐进一步闪蒸，闪蒸后的气体直接送往除氧器。低压闪蒸罐的液体通过液位控制阀送到真空闪蒸罐，来自渣池的黑水也送到真空闪蒸罐。经过真空闪蒸罐中的闪蒸，黑水中溶解的气体释放出来。从真空闪蒸罐出来的闪蒸汽首先进入真空闪蒸冷凝器进行冷凝分离，下液直接插入灰水槽中，利用灰水槽的液位作为液封，以保证其真空度。真空闪蒸罐的真空度由真空泵来实现。真空泵将真空闪蒸冷凝器出来的气体抽引出后直接排大气，液体去灰水槽。真空闪蒸罐不控制液位，真空闪蒸罐下液管线直接插入沉降槽中心桶，利用沉降槽的液位作为液封，以保证其真空度。

裂解和挥发燃烧区：当煤粒喷入炉内高温区域，将迅速地被加热，并释放出挥发份。挥发份的数量与煤的品质，环境温度，煤粒子大小，升温速度有关，煤粒喷入炉内的过程属快速加热，煤裂解产生的挥发份迅速发生燃烧。因为这一区域氧浓度高，所以挥发份的燃烧是完全的，同时产生了大量的热量。

燃烧—气化区：在这一区内，脱去挥发份的煤焦，一方面与残留的氧反应（产物是CO和CO2的混合物），另一方面煤焦与H2O（g）和CO2反应生成CO和H2，产物CO和H2又可以在气相中与残留的氧反应，产生更多的热量。

气化区：这时燃烧的产物进入气化区后，发生下列反应，煤焦和CO2的反应，煤焦和H2O（g）的反应，煤焦和H2的反应，甲烷转化反应和水煤气转化反应。反应产物主要为CO、H2、H2O(g)、CO2、H2S、CH4、N2等气体。

煤浆颗粒在气化炉内的气化过程经历以下步骤：

1）颗粒的湍流弥散；2）颗粒的振荡运动；3）颗粒的对流加热；颗粒的辐射加热；4）煤浆蒸发与颗粒中挥发分的析出；5）挥发产物的气相反应；6）煤焦的多相反应；7）灰渣的形成。

气化反应是串并联反应同时存在的极为复杂的反应体系，在气化炉中主要进行以下化学反应： 

3.1 控制方案

气化炉开工点火由TCS-900系统完成，为国内首台套打破了国外系统的垄断。点火控制在本总结中不做主要说明，有专门的应用总结。

气化炉煤浆投料程序控制过程如下：

1、氧气管线去工艺烧嘴两道程控切断阀之间氮气保护阀(XV1008)关闭，煤浆管线去工艺烧嘴第二程控切断阀(XV1003)位置打开。若6秒内阀门未到位，则报警，同时阀门位置返回到投料按钮按下前的状态。

2、煤浆管线去工艺烧嘴第二程控切断阀(XV1003)开到位后，打开煤浆管线去工艺烧嘴第一程控切断阀(XV1002)。

3、当煤浆管线去工艺烧嘴第一程控开度到50%时，关闭煤浆循环管线循环程控阀(XV1001)。若TL_T2到10秒，阀门开度还不到50%，或10秒内煤浆管线去工艺烧嘴第一程控切断阀(XV1002)打开、煤浆循环管线循环程控阀(XV1001)关闭两条件未同时满足，则执行氧气超时停车程序。

4、当煤浆管线去工艺烧嘴第一程控切断阀(XV1002)开和煤浆循环管线循环程控阀(XV1001)关，两阀都到位后，计时器TL_T1（气化炉氧气超时计时器）开始计时。

5、当TL_T1=22(暂定)秒时，打开氧气管线去工艺烧嘴第二程控切断阀(XV1006)。

6、当氧气管线去工艺烧嘴第二程控切断阀(XV1006)已打开，关闭氧气放空管线放空程控阀(XV1007)和氧气管线阀间氮保护阀（XV1008）。

7、氧气放空管线放空程控阀(XV1007)关到30%时，打开氧气管线去工艺烧嘴第一程控切断阀(XV1005)，氧气进入气化炉。

如果此时氧气放空管线放空程控阀关、氧气管线去工艺烧嘴第一程控切断阀开、氧气管线去工艺烧嘴第二程控切断阀开，这三阀都到位，则表明投料成功。

当TL_T1=50S（暂定）时，如果氧气放空管线放空程控阀关、氧气管线去工艺烧嘴第一程控切断阀开、氧气管线去工艺烧嘴第二程控切断阀开，其中任一阀未到位，则触发大联锁跳车。

煤浆阀动作交替进行主要是为了确保高压煤浆泵出口不被堵塞。

8、气化炉投料成功后，燃料气伴燃。保持燃烧稳定，逐步减小燃料气的量，当燃料气量减小至400Nm3/h,气化炉温度在900℃以上时，启动燃料气退出程序。

锁斗系统负责气化炉的定期排渣，大约30分钟到90分钟排渣一次。基本步骤为：泄压－冲洗－排渣－充压－集渣，由DCS程控完成周期性循环过程。

气化炉内反应后剩余的炉渣在经过破渣机后进入锁斗。锁斗系统的集渣、排渣是一个周期性循环的过程。在集渣前，首先对锁斗进行充压；当锁斗与气化炉压差很小时，打开锁斗进口阀，进行集渣；集渣时间到后，关闭锁斗进口阀，打开锁斗泄压阀进行泄压；当锁斗压力与大气压力小于某个设定值时，再打开锁斗出口阀进行排渣，排完渣再进行充压、集渣。这样周期性地循环。锁斗系统主要包括锁斗、锁斗冲洗水罐、渣池、锁斗循环泵、锁斗程控阀门和相关的仪表。渣池泵和刮板输送机也是锁斗系统的一部分，但其运行独立于锁斗循环逻辑步骤。

锁斗排渣程序是一个顺控过程，按顺序一步一步运行。每执行下一步前首先确认当前步序阀门动作是否到位，工艺条件是否满足。

投运步骤：锁斗初始化、复位、运行。锁斗操作按钮设初始化、复位、运行、暂停、停止、充水按钮。只有在初始化完毕后，才能按充水按钮。在任何步骤按下暂停按钮，锁斗程序暂停到当前步，阀门状态保持不变，直到解除暂停状态。只有在暂停状态下才能按停止按钮。  

 1、燃料气退出程序计时器DH-T2开始计时，0.5s后，点火、烘炉燃料气管道氮气吹扫阀XV1064打开，中心氧管线第二程控切断阀XV1029打开，开始氮气吹扫。

  2、当点火燃料气管道氮气吹扫阀、中心氧管道第二程控切断阀到位后，燃料气管道第一程控切断阀XV1062，燃料气第二程控切断阀XV1063，烘炉氧气管道的第一，第二程控切断阀XV1023，XV1024关闭，燃料气管道两道程控切断阀之间氮气保护阀XV1065打开，点火烘炉氧氮封阀XV1028打开。

   3、以上阀门到位后，中心氧管道第一程控切断阀XV1027打开。

   4、当中心氧管道第一程控切断阀打开到位后，关闭点火、烘炉燃料气管道氮吹扫阀XV1064，操作到位后延时3s，中心氧管道氮气吹扫阀XV1026关闭。当以上阀门都到位后，燃料气退出成功。当计时器DH-T2=25s后，若中心氧氮气保护阀，点火、烘炉燃料气管道氮吹扫阀任何一个未关到位，则表明燃料气退出失败，程序自动执行气化炉安全联锁停车程序。

A. 按下锁斗初始化按钮后，锁斗系统阀门阀位状态如下：

B. 气化炉停车首次启动后，锁斗没有液位。在初始化完毕后，按充水按钮，KV-1013、KV-1015打开，开始充水。充水时间到3S或锁斗液位开关LS-1006接通，锁斗充水完毕。

C. 初始化完成后，按复位（reset）按钮，锁斗安全阀XV-1009打开。

D. 当锁斗冲洗水罐液位LI-1007＞85%时，按下运行（run）按钮，开始顺控程序。

如果上面的条件满足，锁斗泄压阀（KV-1015）打开泄压，当锁斗泄压阀（KV-1015）阀全开，锁斗压力低于0.28MPaG，执行第二步。

打开锁斗泄压管线冲洗水阀（KV-1014），清洗泄压管道，若泄压管线冲洗水阀（KV-1014）阀全开，冲洗时间到，若锁斗压力低于设定值（一般小于280KPa），执行第三步。

关闭泄压管线冲洗水阀（KV-1014）和锁斗泄压阀（KV-1015），执行第四步。

第十二步：打开锁斗循环泵循环阀（KV-1012），关闭锁斗循环泵入口阀（KV-1011），锁斗循环泵循环阀（KV-1012）阀位指示全开，锁斗循环泵入口阀（KV-1011）阀位指示全关后，一个循环周期完成，返回执行第一步。

如果上面的条件满足，锁斗泄压阀（KV-1015）打开泄压，当锁斗泄压阀（KV-1015）阀全开，锁斗压力低于0.28MPaG，执行第二步。

打开锁斗泄压管线冲洗水阀（KV-1014），清洗泄压管道，若泄压管线冲洗水阀（KV-1014）阀全开，冲洗时间到，若锁斗压力低于设定值（一般小于280KPa），执行第三步。

关闭泄压管线冲洗水阀（KV-1014）和锁斗泄压阀（KV-1015），执行第四步。

打开锁斗冲洗水阀（KV-1013），执行第五步。

打开锁斗出口阀（KV-1010），泄压管线冲洗水阀（KV-1014），当冲洗水槽液位（LI-1007）降至指定位置或排渣计时器时间到，两条件有一条件满足即可，执行第六步。

关闭锁斗出口阀（KV-1010），关闭泄压管线冲洗水阀（KV-1014）。锁斗液位（LS-1006）高，执行第七步。锁斗出口阀（KV-1010）关闭后渣沉淀计时器开始计时，5分钟后，打开渣池溢流阀（KV-1031, KV-1032），延时20分钟（待定）后，关闭渣池溢流阀。

第七步：关闭锁斗冲洗水阀（KV-1013），关闭后，执行第八步。

打开锁斗充压阀（KV-1017），当锁斗和气化炉之间压差（PDI-1020）低于180KPa时，执行第九步。

打开锁斗入口阀（KV-1008），锁斗入口阀（KV-1008）阀位指示全开后，执行第十步。

关闭锁斗充压阀（KV-1017），锁斗充压阀（KV-1017）阀位指示全关后，执行第十一步。

打开锁斗循环泵入口阀（KV-1011），关闭锁斗循环泵循环阀（KV-1012），锁斗循环泵开始循环，集渣计时器开始计时，集渣计时器时间到和锁斗冲洗水槽液位（LI-1007）高同时满足时，结束集渣，执行第十二步。

3.2 关键控制点

氧煤比重要控制点

4.1控制流程画面

4.2关键控制效果展示

氧煤比控制用的是常规的功能块搭建，根据设计院和用户的工艺指标和方案要求实现精准控制。通过氧煤比调节以达到热量、物料平衡和良好的合成气组成，调节中心氧量达到良好的雾化效果。（由于关键参数公式及曲线设计保密要求不做展示）

锁斗顺控逻辑用的是ST语言+常规功能块配合搭建，完美的实现了用户的操作需求。

4.3现场实际照片展示

4.5 缩短项目的周期

1.项目经理的协调和项目计划起到至关重要的作用：本项目初期发货物资缺料严重，按正常供货周期不能满足用户的开车节点要求，此时项目经理协调和项目计划起到了重要的作用，按照项目的工艺流程协调整理现有物资进行优先发货，首先要保证项目前期工段顺利安装调试如：空分工段，其次与调度共同对项目物资进行调拨加快物资到位的进度；或者协调公司其他项目开车节点靠后的物资先进行借用，进而保证后续气化、净化、合成等工段的安装调试要求，在5月27日签署合同到11月产出合格氧气，再到12月产出最终产品，中控的速度也获得用户的一致好评。

2.现场调试工程师要求具有较高的抗压性：物资到现场后用户的安装调试速度较快，就要求我们的工作不能落后现场的进度，尤其是本现场工程师任刚鹏，接到紧急任务后到现场基本都是连续工作，为避免更换同事造成交接不畅影响现场进度，接近3个月没有休息，经常晚上加班到半夜，因此项目的快速投运离不开现场工程师的辛苦付出。

5.1 用户对硬件提出的建议

现场用户对于机柜的巡检趋向于简单化，更倾向于在监控画面就可以看到机柜的温度、烟雾报警、电源模块或卡件的运行状态，建议机柜内部集成温度等模块，可在监控画面浏览或报警提示。

5.2 用户对软件提出的建议

1.现场操作人员对于工艺的操作更倾向于简单化、一键开停车、傻瓜化的方向，例如对于趋势的查找可以添加时间段的查询或者最高值最低值的查询方法。气化、空分等工段的APC及一键开停车的整理解决方案。

2.接线回路图合成在监控画面上，对于位号表增加相应的测点后 ，可以在监控上查询到接线回路图。

5.3 用户对服务提出的建议

用户对于现场服务人员更注重调试经验，经常会要求到厂服务人员必须有一定的调试经验或者开某装置的经历，对于我们而言需要多注重服务工程师的培养。

对于后续的项目工艺上我们应该更加注重工艺流程的总结，对于熟悉工艺流程的工程师来讲，不管对于工程设计还是现场调试都有着事半功倍的效果，发往现场的组态也更加接近终版；管理上应该项目经理与用户、公司及时沟通，用最高效的方法满足用户的需求；技术上面多注意工程师的培养做到专而精的水平。

液空空分后备氪氙整体解决方案

1.4装置物料平衡和热平衡

空分装置的主要目的产品是氧气、氮气，氩气和氪氙。

空气分离的基本原理， 是利用液化空气中各组份沸点的不同而将各组份分离开来。

空分装置的工作包括下列过程：

(1) 空气的过滤和压缩

(2) 空气中水份和二氧化碳的清除

(3) 空气被冷却到液化温度

(4) 冷量的制取

(5) 液化

(6) 精馏

(7) 危险杂质的排除

自2019年加入中控技术起，在中控5年里，先后实施石化陕西精益煤制油项目,化工河南心连心合成氨项目，湖北新洋丰合成氨项目。其中空分行业，先后实施杭氧，福斯达，盈德，液空，苏氧空分项目，西门子机组（电拖）空分项目。液空空分后备氪氙整体解决方案在2023年获得中控技术行业技术入围奖。

1.5主要产品及副产品

产品用途：

高压氧气： 8.5MpaG， 供气化炉煤浆气化。

中压氮气N2： 6.0MpaG， 供净化工段液氮洗配氮用， 低温甲醇洗做气提气。

低压氮气N3： 0.41MpaG， 供气化、 变换、 净化工段CO制备装置、 低温甲醇洗、 甲醇合成精馏、 罐区保护气及合成氨各装置充压、 置换以及密封用。

密封氮气： 供空分低温泵、 膨胀机、 汽轮机密封使用。

液氮： 储存供事故状态下使用， 为加快空分或液氮洗装置冷态开车， 液态氮也可作为储存的冷量直接补加。

液氧： 储存供事故状态下使用， 事故状态下经氧泵加压， 供给气化炉煤浆气化。

液氩： 外售。

氪氙混合气： 外售至液空公司。 

1.6工艺基础知识

大气中的空气先经过自洁式空气过滤器过滤灰尘等机械杂质， 然后在空气透平压缩机（主风机） 中被压缩到所需要的压力， 压缩产生的热量被冷却水带走。

空气中的水份和二氧化碳若进入空分设备的低温区后， 会形成冰和干冰， 这样就会堵塞换热器的通道和精馏塔的塔板或填料， 因而配用分子筛吸附器来预先清除空气中的水份和二氧化碳（CO2在空气中的平均含量约 1000ppm） 。 分子筛吸附器成对切换使用，一台工作时另一台再生。

从吸附器入口曲线， 可以识别出加热阶段和冷却阶段， 温度曲线中的衰减部分是由于再生吸附器上游的金属

余热而形成的（管道， 无旁通的加热器） 。

1.6.1.2.4 常见问题

—阀门故障（堵塞、 泄漏等） ；

—升压和降压期间， 由于压力调节开关动作失常导致循环中止；

—蒸汽加热器泄漏， 导致再生气流含湿（由水份分析控制） ；

—加热过剩以及冷却时间过长（再生气体流量不足） ；

—再生温度太低（蒸汽加热器效果变差， 再生气量太大） ；

—两台吸附器的压降不等， 切换期间引起进冷箱空气压力波动， 给装置调节带来困难；

—吸附剂破损现象， 即由于受气流冲击使吸附剂颗粒破碎， 形成粉尘（降压， 升压速度过快） 。

—再生参数未达最优：

加热时间太长或再生流量太大： 在循环周期结束时， 热能大量流失。 解决方案： 稍微减少加热时间同冷却

时间的比率。

加热时间太短或冷却时间太长抑或再生流量太少。 解决方案： 增加加热时间同冷却时间的比率。

装置所在地夏季和冬季的环境变化， 从而导致夏季的最优参数与冬季差异较大。

—吸附单元性能下降： 水进入分子筛造成吸附能力大幅下降。

临时解决方案： 减少吸附时间， 长期解决方案： 特殊再生。

—过热报警器设置不当： 太高的温度导致大量的水被带进吸附器。

解决方案：减少流量和吸附时间。增加冷却水流量。

1.6.1.3空气被冷却到液化温度

空气的冷却是在主换热器中进行的， 在其中空气被来自精馏塔的返流气体冷却到接近液化温度。 与此同时，

冷的返流气体被复热。

1.6.1.4冷量的制取

空分设备的冷损包括分馏塔系统的绝热冷损、 换热器的复热不足冷损、 液体泵的冷损和冷箱向外直接排放低

温流体的冷损。 平衡这部分冷损的冷量是由空气在膨胀机中等熵膨胀和节流阀等温节流效应而获得的。

1.6.1.5液化

在起动阶段， 加工空气在主换热器和过冷器中与返流冷气流换热而被部分液化， 在正常运行中， 氮气和液

氧的热交换是在主冷凝蒸发器中进行的， 由于两种流体压力的不同， 氮气被液化而液氧被蒸发。 氮气和液氧分

别由下塔和上塔供给， 这是保证上、 下塔精馏过程的进行所必需具备的条件。 （注： 起动时， 大部分气体也

是在主冷中被冷却至液化温度而被液化的。 ） 

1.6.1.6精馏

空气中99.04%是氧气和氮气， 0.932%是氩气， 它们基本不变。 氢、 二氧化碳和碳氢化合物视地区和环境在

一定范围内变化。 空气中的水蒸汽含量随着饱和温度和地理环境条件影响而变化较大。 水蒸汽和二氧化碳具有和空气大不相同的性质， 在大气压力下，水蒸汽达到0℃和二氧化碳达到-79℃时， 就分别变成冰和干冰， 就会阻塞板式换热器的通道和精馏塔的塔板或填料。 因此这些组份必须在进冷箱前除去。 空气中的危险杂质是碳氢化合物， 特别是乙炔。 在精馏过程中如乙炔在液空或液氧中浓缩到一定程度就有发生爆炸的可能， 因此乙炔在液氧中含量规定不得超过0.2PPm， 这必须予以充分的注意。稀有气体中的不凝性气体如氖氦气， 由于其冷凝温度很低， 总以气态聚集在主冷凝蒸发器中， 侵占了换热面积而影响换热效果， 因此也要经常排放。

    分离空分的下塔和上塔均为填料塔， 分离过程可获得相当产量的高纯度产品。 空气的精馏是在氧-氮混合物的气相与液相接触之间的热质交换过程中进行的， 气体自下而上流动， 而液体自上而回流动, 该过程由填料来完成。 由于在氧-氮混合物中， 氮比氧易蒸发， 氧比氮易冷凝， 气体逐段通过时， 氮浓度不断增加， 只要有足够多的填料， 在塔顶即可获得高纯的氮气， 反之液体逐段通过时， 氧浓度不断增加， 在下塔底部可获得富

氧液空， 在上塔底部可获得高纯度氧气。

上升气体和回流液体在填料上的热质交换过程可从图中理解： 液体沿填料逐渐向回流， 蒸汽自下而上沿填料上升， 互不平衡的蒸汽和液体接触， 液体处于点2状态， 蒸汽处于点1状态， 二者温差δt。 蒸汽与液体在填料上混合， 发生热交换， 液体受热蒸发， 较多的氮组份逸至蒸汽中， 其内氧组份增加， 液体温度上升， 状态由点2变至2’， 蒸汽冷凝， 较多的氧组份冷凝至液体中， 蒸汽中氮组份增加， 蒸汽温度下降， 状态由点1变至点1’。 当蒸汽与液体温度相等时， 蒸汽和液体处于平衡状态（点2’和点1’） ， 如此下去，蒸汽经过层层填料愈往上氮的浓度愈高， 液体愈往下氧的浓度愈高， 最后可得到纯度较高的液氧和氮气。

    在下塔中空气被初次分离成富氧液空和氮气， 富氧液空由下塔底部抽出后经节流送入和富氧液空组份相近的上塔某段上， 高压液空经节流、 气液分离， 一部分进入下塔，另一部分经节流送入和液空组份相近的上塔某段上， 贫液由下塔抽出后经节流送入上塔相应位置， 富氧液空、 液氮和贫液为减少汽化， 在节流前需先在过冷器中过冷。 空气的最终分离是在上塔进行的。 从主冷底部抽出液氧， 部分作为液体产品采出， 部分经液氧泵加压送入板式换热器气化后送出， 从主冷凝蒸发器液氮管道抽出部分液氮作为液体采出， 部分经液氮泵加压送入板式换热器气化后送出， 低压氮气由下塔顶部抽出经主换热器复热到常温后送出， 而污氮气则由上塔顶部抽出经主换热器和高压换热器复热到常温后送出。

    低温全精馏无氢制氩的所有设备均置于空分设备的保冷箱内， 粗氩塔、 精氩塔均为填料塔。 在粗氩塔内， 气态氩馏份沿填料上升， 由于氧的沸点比氩高， 高沸点的组分氧被大量地洗涤下来形成回流液， 在粗氩塔底部粗液氩经氩泵加压后返回上塔。 因此上升气体中的低沸点组份(氩)含量不断提高， 最后在粗氩塔顶部得到含氧≤1ppm,含氩≥99%的粗氩气， 粗氩气在粗氩冷凝器中被液空冷凝成粗液氩， 粗液氩作为粗氩塔回流液参与精

馏。

由于氮的沸点(-195.78℃)与氩的沸点(-185.7℃)相差较大， 因此含氮量约为1%的工艺氩在精氩塔中得到进一步分离， 最后在精氩塔蒸发器底部得到99.999%Ar以上的纯氩产品。

2.1 空气压缩

空气进入自洁式空气过滤器， 过滤除去悬浮固体颗粒（污垢， 灰尘等） 后， 进入空气压缩机 C01 压缩至 0.59MpaA， 压缩机级间气体的热量被内置间级冷却器中的冷却水带走， 产生的凝结水通过气侧疏水器排放。

来自纯化系统的部分干燥空气进入空气增压机 C05 进行升压。

由空气增压机 C05Ⅰ段冷却器后抽出的干燥空气， 一股作为仪表空气送入仪表空气管网。 另一股作为工厂空气送入装置管网。 增压机 C05Ⅲ段冷却器后再抽出一股干燥空气送入仪表空气贮罐为仪表空气管网稳压、 备用。

由空气增压机 C05 末级冷却器送出 5.3MpaA 高压空气， 作为生产用空气进入空气精馏与分离系统。

2.2 空气预冷和纯化

由 C01 压缩后的空气进入双级空冷塔(E07)， 先用冷却水加以冷却清洗， 再经过低温冷冻水（脱盐水） 进一步冷却至～12℃后送纯化器。 经空冷塔(E07)后， 空气中所含大量的有害杂质如 S02， S03， NH3可以被除去。

下层喷入的冷却水来自循环水系统， 低温水是通过脱盐水在氮水塔(E60)与干燥污氮逆流直接接触吸湿降温和冷冻机组 Y60 冷却后获得的， 冷却水通过泵 P61.A/B 送入空冷塔， 一台水泵的水量是 900m3/h， 低温冷冻水通过泵 P60.A/B 送入空冷塔， 一台水泵的水量是 440m3/h。

空冷塔（E07） 双级设计， 上段与冷冻机（Y60） 、 水冷塔（E60） 和冷冻水泵 P60.A/B形成闭式循环， 采用独立的脱盐水， 以减少进水冷塔、 空冷塔的水质的污染。

预冷系统的上水设计有两股上水， 空冷塔下层补水为循环水， 循环水来自 1#机力塔水站； 水冷塔补水为脱盐水， 同时现场有备用一次水补水管道， 配管至现有补水手动阀VWD023A 之前。

夏季温度较高， 冷冻水经溴化锂机组 Y60A 降温后再送入空冷塔， 溴化锂冷水机组有备用冷水机组 Y60B， 为两套空分设备共同备用。

在空冷塔(E07)顶设计了除沫器(汽液分离效率>98％)， 能够避免雾状游离水被带入分子筛吸附器， 从而有效减轻分子筛的负荷。 并且通过精确的计算， 使空冷塔中设计气流速度远小于液泛发生时的临界速度， 充分地防止液泛现象产生。

从空冷塔(E07)出来含有剩余杂质如水分、 二氧化碳和微量碳氢化合物的空气， 进入氧化铝和分子筛纯化器(D01)或(D02)， 分子筛采用立式径向流双层床结构， 为一层活性氧化铝一层分子筛的双层床床置， 经(D01)或(D02)后的空气其所含水、 二氧化碳和碳氢化合物等杂质被吸附。 D01 与 D02 采用交替循环操作方式， 切换周期为 3 h， 一台吸附除去空气中的剩余杂质， 生产洁净干燥的空气， 吸附过程中的进出口温度是 12.5℃/22℃，另一台则通过再生加热器（E08） 将来自低压换热器（E01） 的污氮加温到 150℃后送入含有饱和水及其它杂质的分子筛吸附器， 排出的污氮气将吸附器床层的水分等带走而使吸附剂再生， 然后用未经加热的污氮气继续送入分子筛吸附器进行冷却。 为了更方便的了解分子筛的吸附情况， 在 DCS 增加分子筛水和 CO2 控制流量的计算。

吸附剂加热再生分为常规再生和特殊再生， 常规再生即污氮气在再生蒸汽加热器(E08)中采用 1.2MPaA 的饱和蒸汽将污氮加热至约 150℃后送到纯化器； 特殊再生时，采用蒸汽加热器(E08)与特殊再生加热器(E09)串联操作， 将污氮加热至 290℃进行特殊再生操作。

2.3 空气精馏与分离

D01/D02净化后的空气分为两部分： 一部分空气直接进入冷箱， 并在主换热器(E01)中与返流低压氮气产品、 污氮气热交换而冷却至接近于露点， 进入中压塔(K01)低部。上升气体和下降液体接触后氮的含量升高。 在主冷（E02） 中， 来自中压塔(K01)顶部的氮气冷凝成液氮做压力塔（K01） 的回流液， 氖氦等不凝气排放至低压塔（上塔） 顶部污氮气管线， 液氧蒸发为气氧做低压塔（K02） 的上升气。

精氩塔（K11） 的进料时来自粗氩塔（K10） 顶部的粗液氩（KAD） 。 精氩塔（K11）顶部的精氩冷凝器（E16） 保证了精氩塔的回流， 在精氩冷凝器中氩气冷凝成液氩， 来自过冷后的贫液一部分去氩冷凝器（E34） 冷凝储槽V30的液氩， 其余进精氩冷凝器被蒸发成污氮气送入低压塔顶部污氮管线， 由精氩塔顶部送出氪,氖,氦等不凝气与E16顶部污氮气（NW） 汇至低压塔顶部污氮管线， 经E03/E01/E35复热后送出冷箱。

精氩塔（K11）底部产生的产品液氩产品送至储槽V30。 精氩塔底部液氩蒸发器（E15）通过低压塔（K02） 顶部来压力氮气蒸发底部的液氩， 保证了该塔的上升气流。 冷凝的液氮（NL） 与贫液（NLO） 汇合一起被送入精氩冷凝器（E16） 。

储槽V30的液氩（KAL） 会吸热蒸发成为氩气（KAG） ， 氩气进入液氩冷凝器（E34）被冷凝成为液氩后并入产品管线一起进入储槽V30。 一部分过冷的贫液先进入气液分离器（V34） ,液体进入E34冷凝氩气后回流到V34： 气体为污氮气（NW） 与E16顶部污氮气汇至低压塔顶部污氮管线， 经E03/E01/E35复热后送出冷箱。 

贫液回流液在下塔上部抽出， 经(E03)过冷后， 一部分去精氩冷凝器， 其余部分经节流后送入低压塔（K02） 参与精馏。

下塔中部抽出空气， 去液氧蒸发器（E90） 蒸发液氧， 为贫氪氙塔（K90） 提供上升气。

富氧液空在过冷器(E03)中过冷后， 一部分进入粗氩冷凝器， 其余部分经节流送入低压塔(K02)。

2.3.1 主塔精馏

另一部分进入空气增压机C05升压至5.2MpaA， 然后再分为两部分：

一部分净化空气经送入透平膨胀机增压端(T01C)， 经增压后送入冷箱的高压换热器(E35)被冷却成液体， 通过液体透平膨胀机T05膨胀或节流后送入气液分离器(V03) ， 来自V03的气体与部分液体进入中压塔(K01)中部， 来自V03的另一部分液体经过冷器（E03） 过冷， 节流后送入气液分离器（V02） ， 气相和液相均进入低压塔(K02)。 主换热器(E35)的冷媒为高压氧气产品、 高压氮产品和污氮气。 液体膨胀机采用电机制动， 产生的电能并入低压电网。

另一部分净化空气送入冷箱的高压换热器(E35)， 在主换热器(E35)中冷却至适当温度抽出， 然后经透平膨胀机(T01)膨胀， 并与来自D01/D02的低温空气汇合后送入中压塔(K01)底部。

中压塔(K01)从上到下产生如下产品：

·压力氮气

·纯氮回流液／ 液氮产品

·贫液回流液

·富氧液空

压力氮气从下塔顶部抽出， 经E01复热后作为压力氮气产品输出。

下塔顶部抽出的液氮一部分纯液氮经高压液氮泵(P05)加压至所需压力后， 在高压换热器（E35）中复热作为中压氮气产品输出。 另一部分经过冷器（E03）后送入低压塔（K02）参与精馏， 一小部分流入液体贮槽（V50） 。

低压塔(K02)产生如下产品：

·在中下部的液氧

·在顶部的污氮

·在中间位置的富氩馏份

·在底部的稀有气体

在低压塔(K02)的顶部抽出污氮， 经过冷器（E03） 与液氧、 液氮、 贫液、 液空、 富氧液空等换热后， 分为两部分分别进入E01， E35复热后， 由高压换热器（E35） 送出的污氮进入氮水冷却塔（E60） ； 由低压换热器（E01） 送出的污氮一部分去分子筛吸附器做为再生气体， 另一部分进入氮水冷却塔（E60） 。

从低压塔(K02)的中下部抽出液氧， 一部分经过冷器(E03)后送至液氧贮槽(V40)作为液氧产品， 其余部分经高压液氧泵(P03)增压至所需压力后， 在高压换热器(E35)中被气化并复热作为高压氧气产品输出。

2.3.2氩的精馏与提取

为了提取氩产品， 从低压塔（K02)中间位置抽出的富氩馏份送入粗氩塔(K10)作为上升气体， K10顶部的粗液氩（KAD） 作为精氩塔（K11） 的进料， 富氧液体(ORL)从K10塔底由氩泵（P10） 送往低压塔K02。 粗氩冷凝器（E10） 保证了粗氩塔的回流液，来自下塔的富氧液空(ON)经过冷后进入粗氩冷凝器在此被蒸发， 而粗氩气体(KAC)则被冷凝作为粗氩塔的回流液， 液空蒸汽返回低压塔（K02） 。 为了保证粗氩冷凝器安全运行， 保持少部分富氧液空回流低压塔。

2.4产品贮存及备用系统

空分装置有一套或两套停车， 或者相应产品管网压力、 流量低于某值（调试确定） ，启动后备系统液氧泵P41A/B、 低压液氮泵P51、 高压液氮泵P52， 经水浴式汽化器加热后送出各种规格符合要求的高压氧气、 N3、 N2产品并入相应的主管网。

后备系统的备用方式： 2台后备氧泵低速备用； 后备低压氮泵冷备， 后备高压氮泵冷备； 后备水浴式汽化器E41A/B、 E51、 E52热备。 

液氧吸附器流程图

 干燥混合气经一级氪氙塔塔底（K91E01） 、 贫氪氙塔塔底（E91） 降温后变为液体，在经过一级氪氙塔及二级氪氙塔精馏， 得到98%的氪氙混合物， 经水浴式汽化器（E93）汽化后， 进储罐V90， 经膜压机（C90） 加压后充瓶， 得到98%的氪氙混合气产品。

1台2000m3珠光砂绝热的平底贮槽；

2台高压液氧后备泵： 流量54863 Nm³/h/台， 工作压力为8.5MPa(G)；

1台高压液氧水浴式蒸发器： 流量104500Nm³/h， 工作压力8.5MPa(G)；

1台液氧充车泵： 流量30 m³/h， 工作压力0.5 MPa(G)。

2.3.3 稀有气体ke/Xe的精馏与提取 

氧回收塔流程图

二级三级精馏塔流程图

E93汽化器流程图

常温吸附器流程图

为了提取稀有气体Ke/Xe产品， 从主冷E02中抽出一部分液氧， 首先进入液氧吸附器D03/D04， 去除N2O、 CO2、 乙炔等物质， 后送入贫氪氙塔（K90） 进行初步精馏， 在塔底得到0.1%~0.3%的贫氪氙混合液， 经贫氪氙泵（P93） 加压后经水浴式汽化器（E93）及电加热器（E94） 加温后， 变为气体进入催化炉（D93） 反应， 此时混合气中C-H化合物反应后生成H2O及CO2， 经空浴式换热器（E95） 、 换热器（E96） 降温， 将析出水经分离罐（V96） 分离后送分子筛D91/D92进行吸附H2O及CO2。

   

1台2000m3珠光砂绝热的平底贮槽；

2台高压液氧后备泵： 流量54863 Nm³/h/台， 工作压力为8.5MPa(G)；

1台高压液氧水浴式蒸发器： 流量104500Nm³/h， 工作压力8.5MPa(G)；

1台液氧充车泵： 流量30 m³/h， 工作压力0.5 MPa(G)。

1台2500 m3珠光砂绝热的平底贮槽；

1台低压液氮后备泵： 流量34650 Nm³/h/台， 工作压力为0.41 MPa(G)；

1台低压液氮水浴式蒸发器： 流量33000 Nm³/h， 工作压力0.41 MPa(G)；

1台高压液氮后备泵： 流量63000 Nm³/h， 工作压力6.1 MPa(G)；

1台高压液氮水浴式蒸发器： 流量60000 Nm³/h， 工作压力6.1 MPa(G)；

2台超高压液氮后备泵： 流量1000 Nm³/h， 工作压力为13.5 MPa(G)；

1台超高压液氮空浴式蒸发器： 流量为1000 Nm³/h， 工作压力为13.5 MPa(G)；

1台液氮充车泵： 流量30 m³/h， 工作压力0.5 MPa(G)。 

2.5公用工程流程

空分装置循环水来自循环水站和双曲线水站， 主要循环水用水设备是空冷塔下段（通过水泵二次提压） 溴化锂冷水机组、 膨胀机增压端冷却器、 气体膨胀机油冷、 液体膨胀机油冷、 主风机两段换热器、 增压机四段换热器、 机组表冷器和模压机换热器。 

其中表冷器所用循环水来自双曲线水站， 其余设备所用循环水水均来自机力塔水站。 这些设备的循环水回水分别通过回水总管返回相应循环水站降温， 循环利用。

 2.5.4仪表空气及工厂空气： 由空气增压机C05Ⅰ段冷却器后抽出的干燥空气， 一股作为仪表空气送入仪表空气管网。 另一股作为工厂空气送入装置管网。 增压机C05Ⅲ段冷却器后再抽出一股干燥空气送入仪表空气贮罐为仪表空气管网稳压、 备用。

D01 与 D02 采用交替循环操作方式， 切换周期为 3 h， 一台吸附除去空气中的剩余杂质， 生产洁净干燥的空气， 吸附过程中的进出口温度是 12.5℃/22℃，另一台则通过再生加热器（E08） 将来自低压换热器（E01） 的污氮加温到 150℃后送入含有饱和水及其它杂质的分子筛吸附器， 排出的污氮气将吸附器床层的水分等带走而使吸附剂再生， 然后用未经加热的污氮气继续送入分子筛吸附器进行冷却。 为了更方便的了解分子筛的吸附情况， 在 DCS 增加分子筛水和 CO2 控制流量的计算。

3.1 空分主装置单元

 2.5.2脱盐水流程:主要用水设备是水冷塔（利用冷箱返流的污氮气降温后再利用水泵二次提压送入空冷塔上段） 、 表冷器、 水浴式汽化器E41、 E51和E52。

 2.5.3蒸汽及冷凝液流程： 空分装置使用蒸汽是饱和S06和饱和S12， S12使用设备是蒸汽加热器， 纯化系统加热阶段蒸汽加热器使用饱和S12蒸汽加热再生气， 产生的冷凝液直接通过管道输送到冷凝液精致岗位；S06使用设备是蒸汽喷射器E80、 溴化锂冷水机组和水浴式汽化器E41、 E51和E52、 所有伴热及导淋回收， 空分装置停车或排液时使用饱和S06蒸发低温液体至大气。 汽轮机所产生的冷凝液回收送至变换岗位加热， 再送至锅炉除氧器回收利用。 蒸汽加热器E08的冷凝液直接外送至冷凝液外送管网； 溴化锂冷水机组Y60A/B经泵加压外送至冷凝液外送管网； 水浴式汽化器、 空分界区伴热、 蒸汽导淋都回收至后备系统的冷凝液回收槽， 经泵加压外送至冷凝液外送管网； 各个凝液最终在管网汇合后送至冷凝液精致岗位。

3.3 氪氙单元

DCS项目的前期设计包括硬件集成设计和软件组态设计。前期设计的完整性取决于前期资料交接的及时性与准确性。DCS前期设计需交接的主要资料包括IO清单（包括位号量程、报警值等）、带测点的PID图、联锁逻辑图。下面对该项目前期设计各阶段的相关工作及所遇到的问题做一个总结。

关于本项目DCS的控制方案，在前面章节已经详细讲述，本节主要讲述空分装置控制组态的特殊点。空分后备DCS分站，福克斯波罗Triconex SIS空分后备公用一个控制站，DCS站间通讯数据量大无法实现，故考虑到空分后备单独控制可以规避风险，DCS后备增加一对COM741 modbusRTU通讯。

（1）工艺流程图。烷基化项目流程图总体风格为：灰色背景，设备采用立体图形、细线条，主物料管线采用粗线条，循环水管线为绿色，不同级别的报警也采用不同颜色区分。流程图管线的导航箭头增加画面跳转动态，以快速跳转到相应的流程图。样板工艺流程图如下：

4.2 组态设计

空分行业中，工艺特殊点较多，对控制方案及监控方案的要求也相对较高。单套空分后备氪氙1000+联锁逻辑资料，单套空分后备氪氙与SIS往来信号1000+，下面以空分装置DCS项目为例，总结其组态的特殊点，关键点。

  

4.1 详细设计

（1）系统配置

空分装置DCS项目共包含34个机柜：13个系统柜、1个网络柜、2个电源柜、2个安全栅柜、9个继电器柜、7个端子板柜。配置2台工程师站、2台OPC服务器及6台操作员站。配置一台GPS时钟同步服务器。系统配置图如下所示：

（2）系统接地

整个系统的接地采用等电位单点接地方式，系统接地图如下所示：

监控组态的主要工作在于HMI画面的设计，HMI画面设的设计以为简单、明了、功能完善、人性化为原则。

(2)联锁逻辑图。为方便操作人员及维护人员更直观地识别空分的实时联锁状态，如下图所示：

(3)自控率统计。为方便维护人员统计系统的自控率，专门设计了自控率统计画面。在画面上可直观地显示各回路的手自动状态及整个系统的实时自控率。自控率统计的计算公式用底层程序来实现，通过HMI画面调用来实现。自控率统计画面如下图：

4.3 FAT

由于本项目设计由液空完成，程序联锁逻辑复杂，减少现场沟通确认时间，液空空分默认每个项目进行组态测试，检查联锁逻辑与流程图准确性。

   本章节主要通过分析基于福克斯波罗Triconex系统的空分装置SIS系统解决方案，利于后期我方TCS-900系统应用于空分生产工艺需注意的关键点。通过总结空分装置SIS系统解决方案，为后续公司TCS-900系统应用于空分装置及其他主装置提供指导。

本章节主要通过分析基于福克斯波罗Triconex系统的空分装置ITCC系统解决方案，利于后期我方TCS-9100机组系统应用于空分生产工艺需注意的关键点。通过总结空分装置ITCC系统解决方案，为后续公司TCS-9100机组系统应用于空分装置及其他主装置提供指导。

6.1 ITCC主要控制方案

空分装置SIS联锁相对来说比较简单，也没有特殊要求。总体而言，我们公司的TCS-900系统完全能够满足工艺包的要求。

5.1 SIS主要控制方案

汽轮机流程图

空压机流程图

空压机流程图

轴系流程图-1

轴系流程图-2

油路流程图-1

油路流程图-2

华鲁恒升空分装置，采用法液空技术，该装置的成功投运，将为后续空分装置的投产提供宝贵的经验，特别是10万级大空分，以及稀有气体氪氙提取方面。

本解决方案从装置概述、生产工艺、DCS复杂控制方案、DCS前期设计与出厂、SIS系统、ITCC系统六个方面进行了较为系统的总结，可为后续项目的实施作指导。同时也欢迎大家提出宝贵意见，并在后续项目实施过程中完善。

空分ITCC系统相对来说比较简单，也没有特殊要求。总体而言，我们公司的TCS-9100系统完全能够满足曼透平工艺包的要求。

甲醇制甲醛(JM 工艺包)项目

应用案例

自2020年进入中控技术起，先后实施云华安合成氨项目、广西华谊能化项目，宁夏宝丰煤制烯烃项目，大连恒力新材料、内蒙古宝丰项目等多个大型新建化工项目，所在项目团队荣获两次战略突破奖。个人编写的神宁炉总结获得2023年总结大赛一等奖。具备丰富的项目实施经验，持续为团队和公司创造更大的价值。

甲醛反应器中的热量由壳程中的导热油热交换得来，气相导热油从反应器壳层上部进入导热油冷凝器（E-102）管程下部，与壳程的锅炉水进行热交换，锅炉水吸热后副产 2.3MPa 饱和蒸汽，经蒸汽过热器（E-510）过热后送出装置；气相导热油被锅炉水冷凝后回流到（E-102）底部，经液相回流管返回至反应器继续移除反应器反应热，此过程在反应进行中，依靠热虹吸进行导热油自循环。

1.1 装置简介

生产以甲醇为原材料， 99.9%的甲醇在 Fe-Mo 催化剂作用下与空气中的氧气，发生氧化反应生成甲醛和水，经冷却后进入吸收塔进行吸收，未被吸收的贫气从塔顶排出，一部分经ECS 催化焚烧后经透平风机进行能量回收后放空，另一部分与空气混合经循环风机返回系统。气态甲醛和水在吸收塔内经三段循环和 17 层冷却盘管被冷凝吸收，通过调节塔顶脱盐水加入量调节甲醛产品浓度至 55%，经产品泵送入甲醛浓缩单元。

来自甲醛装置的 55%甲醛与一级真空闪蒸浓缩得到的 50%甲醛溶液混合后，进入二级真空闪蒸浓缩，提浓后得到 70-72%的甲醛溶液，作为三聚甲醛合成的原料，其中一级和二级真空闪蒸浓缩气相稀甲醛经冷凝后，进入稀醛回收系统提浓后，再次送入一级真空闪蒸浓缩。

新鲜空气经袋式空气过滤器（S-102、S-202）过滤、消音后，分别进入透平风机（K-110、K-210）工艺侧入口，经加压后与吸收塔（T-002）顶部贫气进入空气混合器（Z-006）充分混合后，分别进入循环风机（F-108、F-109、F-208、F-209）提量后，进入甲醇蒸发器（E-104）。

1.2 甲醛制备工艺及控制方案

来自界区的甲醇被送至精甲醇储罐（V-001、V-002）储存，生产过程中，精甲醇储罐中的精甲醇经甲醇泵（P-001A/B/C）加压进入甲醇蒸发器（E-104）

甲醇泵（P-001A/B/C）输送过来的甲醇与循环风机（F-109）出口工艺气混合后，通过甲醇蒸发器（E-104）内部甲醇管线上的雾化喷头进行雾化，被雾化的甲醇在甲醇蒸发器上段与二段循环泵（P-008）出口的甲醛进行预热后，进入甲醇蒸发器下段，与反应后的高温甲醛气换热后被充分汽化，进入甲醛反应器（R-106）。

甲醛反应器为管壳式，管程为装有 Fe-Mo 催化剂，壳程为的导热油，汽态甲醇在通过反应器催化剂床层时，被预热到反应激活温度，在催化剂的作用下反应生成气态甲醛和水。反应后的气态甲醛和水，进入甲醇蒸发器（E-104）的下段壳程与管程的甲醇气进行换热冷却后进入吸收塔（T-002）底部。

进入吸收塔（T-002）底部的气态甲醛，与吸收塔喷淋的稀醛溶液进行逆向接触，气态甲醛和水在吸收塔内部将依次经过填料段 1、填料段 2、填料段 3 和 17 层冷却塔盘被冷却吸收。

通过控制吸收塔顶部脱盐水和底部工艺水加入量来调节塔釜甲醛浓度至 55%，塔釜甲醛溶液一部分经一段循环泵（P-006）送至填料段 1 顶部作为一段循环液，一部分经产品泵（P-003）加压后，进入产品板式换热器（E-001）冷却后，送至 T-101A~D。

经填料段 1 未被吸收的甲醛气体离开后，经过两层塔盘，进入填料段 2，在填料段 2 集液槽内的甲醛溶液经二段循环泵（P-008）加压后，送回甲醇蒸发器（E-104）上段，被冷却后的甲醛溶液返回二段换热器（E-010）被循环水冷却后，返回填料段 2 的顶部作为二段循环液。

经填料段 2 未被吸收的甲醛气体离开填料段 2 后，经过两层塔盘，继续上升进入填料段 3，在填料段 3 集液槽内的甲醛溶液经三段循环泵（P-007）加压后，送至三段板式换热器（E-009）被循环水冷却到后，返回填料段 3 的顶部作为三段循环液。

经填料段 3 未被吸收的甲醛气体（贫气）离开填料段 3 后，经过十七层带有冷却盘管的泡罩塔盘被循环水冷却后，从吸收塔（T-002）顶部排出。

从吸收塔顶部排出的“贫气”一部分返回至混合器（Z-006），一部分进入 ECS 反应器（R-506）预热器管程，被加热器（H-504）加热，并进入催化剂床层反应，生成二氧化碳和水并放出大量的热，反应后的高温气体，进入透平风机（K-1/210、K-210），作为驱动气，做功后进入蒸汽过热器（E-510）壳程被初步降温，再进入 ECS 反应器预热器壳程再次降温后排放至大气中。

风机联锁是甲醛装置最核心的两个工艺联锁之一，该联锁触发会导致整个甲醛装置停车，作为一个氧化反应的过程，关键点就在于控制反应系统的温度和压力，整个系统温度和压力的稳定基于循环风机的作用，风机发生故障时，会伴随系统压力高、反应器出口温度高等情况发生，从而导致联锁触发，因而该联锁被称为风机联锁。

甲醇联锁是甲醛装置最核心的两个工艺联锁之一，甲醇与氧气反应生成甲醛过程中，需要严格控制好甲醇和氧气的浓度比例，且氧气浓度不能过高，否则会有爆炸的风险，故该联锁与甲醇进料以及氧气的供给有着密切联系，故发生联锁时会首先切断甲醛供给。甲醇联锁单套装置分两条线，以下以单条线进行介绍，具体方案如下：

具体方案如下：

甲醛反应器（R-106）作为整个甲醛装置最核心单元，其主要作用便是让进入内部的甲醇和氧气在催化剂的作用下，在一定温度下进行反应生成甲醛。其中反应器温度是一个关键控制参数，反应器温度通过导热油在壳程中循环换热来提供热量，而直接通过加热控制导热油温度不够精确，从而采用了控制导热油沸点的方式间接控制导热油温度，导热油沸点与压力有一个线性的关系，从而通过控制压力便可以达到控制反应器温度的效果。压力控制通过进气阀和排气阀的分程控制实现，而沸点温度控制通过温度与压力的线性关系，设定一个温度值，该温度值会对应转换成一个压力值，作为压力控制器的外给定，从而只需修改温度设定值，便可以控制反应器温度。具体方案如下：

单套甲醛反应器（R-106）温度测点共 63 个，分布在 7 根多点热偶上，每个热偶上有 9个测点，为高效的监测反应器温度情况，需对这 63 个数据进行统计显示，需统计每根热偶中的最高温度（热点温度）、热点温度出现的位置、7 根热偶中的最高温度（最高热点温度）、最高热点温度出现的位置、热点温度平均值、热点温度平均位置。

首先我们把每个位置的温度设置一个编号，如第一根的第一个设为 11，第一根第二个设为 12，以此类推，为 63 个温度点设置编号；然后从 11~19 编号的位号中取出最大值，即为第一根热点温度，再判断 11~19 中，值等于该热点温度的，就可以得到第一根热点位置，以此类推，获得 7 根的数据；获得 7 根热偶的热点温度和热点温度出现的位置后，再用同样的方法比较得出最高热点温度以及最高热点温度出现的位置，将 7 根热偶对应的参数相加再除以 7，便可得到热点温度平均值及热点温度平均位置。具体方案如下：

反应器这 63 个温度同样参与甲醇联锁，触发温度高高的条件如下：7 根热偶中有≥5 根上有至少 1 个点温度高高、7 根热偶中有≥2 根上有至少 2 个点温度高高、7 根热偶中有≥1 根上有至少 3 个点温度高高、7 根热偶中有≥2 根上的 5~9 位置的温度高高点≥1，每个温度在异常或发生故障时，都可以对该点进行旁路操作，旁路的测点不参与联锁的计算中，但是当旁路点数达到一定条件时会认定为有一定数量的条件满足，即每根热偶上旁路点≥4 个时，判定为该热偶上有两个点高高，其中一个点判定为在 1~4 位置，另一个点判定为在 5~9 位置。具体方案如下：

由二级浓缩器（S-120A/B）顶部闪蒸出的甲醛气，经二级浓缩冷凝器（E-123A/B）和二级浓缩骤冷器(Z-123A/B)， 冷却后的稀醛(17-18%)，进入二级浓缩稀醛受槽（V-123A/B），再经二级浓缩稀醛循环泵（P-123A/B/C/D），输送至甲醛回收塔的入料槽（T-288）或稀醛储槽（T-136）。

一级浓缩器的气体由真空泵（VP-115A/B）抽出，压力为-0.09MPaG，抽出气体进入一级浓缩洗涤塔（C-110），洗涤液经一级浓缩洗涤塔循环泵（P-C110A/B），送入一级浓缩洗涤塔冷却器（E-C110）后，返回至洗涤塔，构成循环洗涤吸收，增浓的洗涤液送至甲醛回收塔的甲醛回收槽（T-288）。经循环洗涤吸收后的气体，剩下少量甲醛，再经由洗涤塔上段的泡罩板，再做洗涤净化，最后尾气经除湿器（S-C110）除雾后，由真空泵（VP-115A/B）排放至 C-200。二级浓缩器同一级浓缩器。

来自回收甲醛储槽（T-102）的 40%甲醛，经供料泵（P-102A/B/C）被送入一级浓缩预热器（E-118A/B），经 S1 蒸汽升温后，进入一级浓缩器（S-110A/B），经真空闪蒸后，底部得到 55%甲醛，经一级浓醛输送泵（P-111A/B/C/D）送至二级浓缩器(S-120A/B)。

由一级浓缩器（S-110A/B）顶部闪蒸出的甲醛气，经一级浓缩冷凝器（E-113A/B）和一级浓缩骤冷器(Z-113A/B)，冷却后的稀醛(12-13%)，进入一级浓缩稀醛受槽（V-113A/B），再经一级浓缩稀醛循环泵（P-113A/B/C/D），输送至甲醇回收塔(C-270)的甲醇回收槽（T-278）或稀醛储槽（T-136）。

来自甲醛装置的 55%甲醛暂存甲醛原料储槽(T-101)，经甲醛泵(P-101A/B/C)送出与一级浓缩输送泵（P-111A/B/C/D）送至的 55%浓醛混合后，进入二级浓缩预热器（E-128A/B）加热后，进入二级浓缩器（S-120A/B）浓缩，经真空闪蒸后，底部得到 70-72%甲醛，经二级浓醛输送泵（P-121A/B/C/D），送至 TOX 反应器(R-210A/B)。

1.3 甲醛浓缩工艺及控制方案

甲醛浓缩联锁条件较为简单，主要是防止浓缩器（S-1/210）压力过高，当浓缩器压力过高时通过关闭进浓缩预热器（E-1/218）蒸汽阀，降低浓缩器温度，从而达到降低浓缩器压力的目的。具体方案如下：

甲醛浓缩单元控制的要点是维持整个系统的进料与出料的平衡，以及真空闪蒸时的真空度，因而甲醛浓缩系统存在大量的液位-流量串级、温度-流量串级、压力分程等控制。一下以部分控制回路进行展示：

大连恒力新材料有限公司新材料项目甲醛装置包含两套甲醇制甲醛系统，醛制备工艺属于重点监管的危险化工工艺，相对来说控制方案较复杂，要求更加严格，在工程项目实施中需严格按照行业规范去执行。

2.1 行业设计

联锁画面根据联锁类型进行了分页，并做了完善的注释，确保用户能根据画面快速判断联锁类别，及时做出响应；每个联锁条件也在画面上做了首出指示，确保发生联锁时，能帮助用户快速定位联锁发生原因，以下通过部分画面内容进行展示：

（1）冗余原则

控制器、通讯模块、电源、参与控制和联锁信号所在的 I/O 模块等 1：1 冗余，域服务器、历史趋势服务器等均冗余配置，确保系统高度可靠性。

（2）控制站划分

两套甲醇制甲醛系统共用一对控制器，甲醛浓缩系统使用一对控制器。

（3）外配情况

防爆区信号过安全栅隔离，MCC 模拟量信号使用隔离器隔离，隔离器及安全栅型号均为倍 加 福 底 板 系 列 。 开 出 信 号 及 MCC 开 入 信 号 过 继 电 器 隔 离 ， 采 用 继 电 器 端 子 板TUA711-DOR32，高压 MCC 设备启停信号及允启信号采用大功率继电器与继电器端子板组合方式，继电器端子板驱动大功率继电器线圈，大功率继电器采用魏德米勒系列。非防爆区域仪表信号直接上 TUA711-AIO16 或 TUA711-DIO32 端子板

2.2 行业模板

本项目设计院未出逻辑资料，控制方案全部根据工艺包资料进行组态，资料为全英文形式，组态及调试过程中对资料进行了比较全面的解读，并结合工艺要求完成了适用于大多数 JM 工艺包的组态程序及联锁画面。流程图结合工艺要求，确保所有参数准确显示，且画面整洁美观，符合工艺人员操作习惯。

甲醛装置没有顺控，但联锁程序量比较大，有少量复杂控制回路，且逻辑资料中逻辑图未能全部把所有的逻辑关系表述全面，有大量的逻辑存在于文字描述中，在本项目中，我们对所有逻辑资料进行了全面的解读，在组态时将这些控制逻辑尽可能完善的进行了组态，并通过调试进行了优化，满足用户需求，由于联锁量比较大，对程序排布等都进行了规整并添加必要注释，程序整体可读性较强，便于程序的复用以及调试，以下通过组态部分内容进行展示：

在该项目调试过程中，遇到了一些比较典型的问题，以下对这些问题的现象，以及解决方案进行介绍。

3.1 调试过程问题及解决方案

问题现象：反应器是甲醛装置中的一个核心装置，甲醇在内部进行催化反应生成甲醛，反应过程核心检测数据便是温度，一套反应器共 7 根多点热偶，一根上有 9 个温度测点，设计院资料把 7×9=63 个温度点当成一个点，导致实际缺少了 62 个点，两套甲醛共 4 个反应器，共计缺失了 248 个点。

解决方案：由于缺失测点过多，且信号类型一致，便直接增加一面外配柜，用于接入这些温度测点，但这些温度测点全部都要作为多取一联锁条件参与跳车联锁，故这些测点对冗余性上有很高的要求，由于该问题是现场实施时发现的，且为设计院的问题，为节约项目成本以及不延误项目进度，用户在冗余要求上做了让步，只需要保证这些测点的接入。实际上，最严格的设计，应该是将这些点合理分配到不同卡上，确保在单块卡件故障的情况下不会发生联锁。

4.1 典型工程组

问题现象：导热油加热器从整体上来定义只是一个设备，但是其内部实际上有三个元件，三个元件控制上是独立的，三个元件通过独立的控制可以更加精确的进行温度控制，设计院设计时也把该设备当成一个控制对象来设计了，这样大大降低了温度控制的精确性。

问题现象：透平风机转速信号是一个模入信号，但将其接入 AI713 卡后，发现信号无法正常显示，同仪表工程师沟通发现该信号为脉冲信号，AI713 卡无法接收脉冲信号。

解决方案：由于该信号为脉冲信号，故可以考虑使用脉冲卡接入或经过转速安全栅转换后接入，由于该类信号全厂统一使用转速安全栅转换，故决定使用转速安全栅转换的方案。

具体见大连恒力新材料有限公司新材料项目的甲醛组态

4.2 项目实施意义

通过该项目的实施，完成了一套适用于 JM 工艺包的编程风格及流程图风格，为后期基于JM 工艺包的甲醇制甲醛项目的实施提供了可供参考的程序模板以及画面模板，可大大缩短以后新上项目组态设计周期。

扬子石化 280 万吨年催化裂化装置

1.1 装置简介

扬子石油化工有限公司炼油结构调整项目 280 万吨/年催化裂化装置反应部分采用 MIP-CGP 工艺，预设 LTAG 进料喷嘴，再生部分采用重叠式两段再生。催化烟气处理采用 SCR 脱硝+布袋除尘+碱洗脱硫技术。催化裂化装置公称规模280 万吨/年，设计年操作时数 8400 小时，设计弹性为 70%~110%。

本装置由中国石化工程建设公司（SEI）总体设计，北京美斯顿科技开发有限公司辅助烟气脱硫除尘部分设计；设计内容包括：反应-再生、分馏、吸收稳定、富气压缩机、烟气能量回收机组、焚烧式 CO 余热锅炉、烟气脱硝、烟气脱硫除尘等部分，以及装置边界线的公用工程部分。

装置于 2021 年 5 月 28 日开工建设，本装置位于联合装置中部，装置西侧三角地域布置烟气脱硫设施。催化裂化装置占地 3.604 公顷。

本装置包括：反应-再生、分馏、吸收稳定、富气压缩机组、烟气能量回收机组、焚烧式 CO 余热锅炉、高压抽背式汽轮机发电机组、烟气脱硝、烟气脱硫除尘等部分，以及装置边界线内的公用工程部分。

2#产品精制装置、70 万吨/年气体分馏装置、150 万吨/年 S- Zorb 催化汽油吸附脱硫装置和 280 万吨/年催化裂化装置及烟气脱硫设施组成一个联合装置。催化裂化装置布置在联合装置最北侧，气分及产品精制装置布置在催化裂化装置的南侧。S-Zorb 催化汽油吸附脱硫装置布置在产品精制装置的南侧，与气分及产品精制装置公用的机柜室布置在装置西侧。

催化裂化反应是在催化剂表面上进行的，原料进入反应器后，经过七个步骤才变成产品离开催化剂。

第一步：气态原料分子从主气流中扩散到催化剂表面。

第二步：原料分子沿催化剂孔道向催化剂内部扩散；

第三步：靠近催化剂表面的原料分子，被催化剂活性中心吸附，原料分子变的活泼，某些化合键开始松动；

第四步：被吸附的原料分子在催化剂内表面进行化学反应；

第五步：反应产物分子从催化剂内表面上脱附下来；

第六步：反应产物分子沿催化剂孔道向外进行扩散。

第七步：反应产物分子扩散到主气流中去。

从催化裂化反应过程来看，原料分子首先是被催化剂活性中心吸附才能进行化学反应，因此原料中各类烃分子的反应结果不仅取决于反应速度，而且很重要的是取决于吸附能力，对碳原子数相同的烃类分子，吸附能力按强弱顺序大致如下：稠环芳烃>稠环环烷烃>烯烃>单烷基侧链的单环芳烃>环烷烃>烷烃。

在同一族烃中，大分子吸附能力比小分子强。如果按化学反应速度的高低顺序排列，大致情况如下：

烯烃>大分子单烷基侧链的单环芳烃>异构烷烃及环烷烃>小分子单烷基侧链的单环芳烃>正构烷烃>稠环芳烃。

显然，烃类的吸附能力与化学反应速度的排列顺序并不一致。吸附在催化剂表面上各类烃分子的多少，除与吸附能力有关，也和原料中含各种烃类多少有关，如果原料中含芳烃较多，特别是稠环芳烃和小分子单烷基侧链(<C8)的单环芳烃，它们的吸附能力最强而化学反应速度最慢，结果长时间的停留在催化剂表面上，不易脱附，甚至缩合成焦炭，致使催化剂失去活性。

1.2 工艺原理

催化裂化反应是指大分子的烃类在一定的温度和压力条件下，在微球催化剂的孔道内进行化学键的断裂反应，从而生成小分子烃类（但同时也生成焦炭）的化学反应。由于重油催化与常规蜡油催化相比，原料有很大的差别，因而二者的反应过程也有一定的差别。在重油催化装置上，首先借助于来自再生器的高温催化剂的热能，将吸附在催化剂上的原料中的大分子迅速汽化，同时使大分子初步裂化为相当于蜡油馏分的中分子，然后这些中分子与原料中的中分子进行适当的裂化，裂化产物可进一步进行反应，上述三个步骤中的后二步相当于常规催化裂化的反应过程。整个重油催化反应过程并不是一种单纯的裂化反应，而是同时进行着好几种不同的化学反应。原料中的各种烃类在催化剂上的化学反应的难易程度并不一样，所以它们的反应快慢和深度也不一样。由于重油催化裂化的原料和产品都是多种碳氢化合物的混合物，因此它的反应只能从宏观上加以说明，整个反应过程是一个复杂的平行—顺序反应。

原料油在催化剂表面所进行的化学反应过程，粗略可分为吸附、反应和脱附三个步骤。

烃类的反应情况取决于它在催化剂上的吸附能力和反应速度，因而也可称之为竞争吸附反应。各种烃类的吸附能力顺序如下：

稠环芳烃＞烯烃＞单环芳烃＞环烷烃＞烷烃

同类烃中则分子量越大越容易吸附。反应速度顺序快慢大致为：

烯烃＞环烷烃＞烷烃＞单环芳烃＞稠环芳烃

相对而言，吸附能力越强的烃类分子将优先在催化剂表面发生反应，当然其脱附能力较差，生成焦炭的趋势也越强。

280 万吨/年催化裂化装置流程框图

催化裂化过程中的化学反应并不是单一的裂化反应，而是多种化学反应同时进行。在催化裂化条件下，各种化学反应的快慢、多少和难易程度都不同，由于催化裂化原料组成的不同。使化学反应显得更加复杂化。重油催化裂化过程中的主要化学反应有裂化、异构化、氢转移、芳构化、缩合等。

裂化反应是 C－C 键的断裂，同类烃分子量越大，反应速度越快，如在同样条件下，正 C7H10、正 C12H26和正 C16H34的裂化速度比为 l:6:14。烯烃比烷烃更易裂化，如在同样条件下正十六烷裂解 42％而正十六烯却裂解了 90％。环烷烃裂化时，能脱掉侧链，也能开环生成烯烃。芳烃环很稳定，如苯、萘就难以反应。单环芳烃不能脱甲基，只有三个碳以上的侧链才容易脱掉。稠环芳烃能脱掉部分甲基，与热裂化反应不同的是芳烃的侧链断裂都发生在与苯环相连接部位，整个侧链脱掉，叫做脱烷基。侧链越长，取代深度越深，反应速度就越快。

C－C 键裂化速度顺序为：叔碳＞仲碳＞伯碳

在流化介质（气体或液体）作用下，使本来不具备流体性质的固体小颗粒象流体一样自由流动，而具有流体的一般特性的现象叫流化。当气体通过分布管进入装有固体颗粒（催化剂）的床层时会出现以下几种状态。如下图所示。

异构化反应是重油催化裂化的重要反应，它是在分子量大小不变的情况下，烃类分子发生结构和空间位置的变化。异构化反应有骨架异构、烯烃的键位移、烯烃空间结构变化几种情况。

由于异构化反应，结果使产品含有较多的异构烃。

氢转移反应，即某一烃分子上的氢脱下来，立即加到另一个烯烃分子上，使这一烯烃分子得到饱和。氢转移反应是催化裂化特有的反应，反应速度比较快，带侧链的环烷烃是氢的主要来源。氢转移不同于一般的氢分子参加的脱氢和加氢反应，它是活泼的氢原子从一个烃分子转移到另一个烃分子上去，使烯烃饱和，二烯烃变成单烯烃或饱和，环烷烃变成环烯烃进而变成芳烃，所以重油催化裂化的产品安定性尚可。伴随着氢转移的反应便是大分子烯烃、环烷烃和芳烃的缩合反应，其反应结果是这些大分子不断放出氢，最终变成焦炭，沉积在催化剂表面上，使催化剂活性降低。由于氢转移反应是个放热反应，所以低的反应温度有利于氢转移反应。

芳构化反应是烷烃、烯烃环化生成环烷烃及环烯烃，然后进一步进行氢转移反应，不断放出氢原子，最后生成芳烃的反应过程。芳构化是重油催化裂化的重要反应之一，由于芳构化反应，使其汽油、柴油含芳烃量较多。重油催化裂化反应除以上四类外，还有脱氢反应、缩合反应、甲基转移反应、叠合反应和烷基化反应等，其中缩合及脱氢反应产物为氢含量很低的焦炭。

到目前为止，正碳离子学说被认为是解释催化裂化反应机理比较好的一种学说。

正碳离子不能解离出来自由存在，它只能吸附在催化剂表面上进行反应。一般认为在热裂解过程中不易形成正碳离子，因为热裂解是一种气相热反应，其结果是烃分子均匀断裂成自由基。只有不均匀断裂才能生成正碳离子，但是不均匀断裂比均匀断裂需要的能量大得多，故不易发生；但在酸性催化剂存在的情况下，生成正碳离子所需的能量就小得多了。正碳离子是催化剂与烃分子作用形成的。生成正碳离子必须具备两个条件：

一是要有烯烃，烯烃来源于原料中，或是热裂解产生；二是要有给出质子的酸性催化剂。正碳离子反应过程比较复杂，其反应主要特点如下：正碳离子的生成可以通过烯烃与质子结合，正碳离子与烯烃再结合，生成较大的正碳离子。

正碳离子能自动异构化，伯碳离子自动转化为仲碳，仲碳转化为叔碳，趋向更稳定。正碳离子与烃分子相遇，夺取烃分子的氢，生成新的正碳离子，即正碳离子的形成与正碳离子的取代形成链反应。正碳离子可以失去质子生成烯烃，此质子交还给催化剂酸性中心或给其它烯烃，生成新的正碳离子，自己成为烯烃产物。大的正碳离子分解，生成一个烯烃和一个小正碳离子，即进行裂化反应。正碳离子自身反应，构成环化作用。

气体通过固体颗粒时的各种流动形态及床层压降情况：

（1） 过滤状态

当气体速度 ug 较低时，图中（A 段）催化剂不发生移动，气体从催化剂间隙通过，似过滤状态，床层压降△P 随气速增加而增大，此谓固定床。

（2） 流化

气速继续增加至 B1，床层开始膨胀，催化剂颗粒逐渐被气流悬浮起来，开始流化。此后，气速再增大时，只是床层继续膨胀，而△P 不变，床层内出现气泡，催化剂剧烈翻动床面似沸腾的水面。界面下为密相区，少量催化剂细粉被气流带出，构成稀相区，此谓流化床。流化状态的催化剂具有流体的一般性质，如能从高液位流到低液位，在差压存在时从 U 型管的高压端流向低压端。

此时，流化床的床层压降△P 值有如下关系：床层催化剂重量（藏量）＝△P×床层截面积。这就是系统藏量能够测量的依据。

当气体再增加至 C1时，流化床稀密相界面消失，催化剂全被气流带出，此即稀相输送。提升管流化就是采用的稀相输送原理，其气体流速在 5～20m/s 或更高。此时，催化剂与气体几乎同速，克服了“返混”这个流化床的主要弊病，有效的避免了二次反应。

以上就是关于流态化基本原理的简单阐述。根据固体颗粒和流化介质性质的不同和相对速度的区别，流态化相图可以进一步细分，并且在工业化的流化催化裂化装置中不同部位和不同工况下都有出现。关于这一部分的理论和实用情况相当复杂，在本规程中不做深一步的论述。

1.2.2.1 基本原理

气体分馏是根据在一定温度、压力条件下，气体混合物中各组分的相对挥发度不同(沸点不同)而进行气体分离的一种方法。由于各组分沸点不同，在受热时，低沸点组分优先汽化，在冷凝时，高沸点组分优先冷凝，这就是分馏的根本依据。

油品如果只经过一次汽化，一次冷凝，虽然可以使轻组分和重组分得到初步分离，但得不到较为纯净的轻、重组分，这是因为只进行一次汽化，在汽相中同时也有一些沸点较高的重组分，而在液相中也还会剩有若干沸点较低的轻组分。如将剩下的液体再次加热而部分汽化，其中沸点较低的轻组分又会优先汽化，而残存在液相中的高沸点重组分所占的比例又进一步增加，这样不断加热使之不断汽化，最后剩余在液相中的主要是高沸点的重组分了。

同样，如果使气相混合物逐渐不断冷凝，则首先冷凝的是沸点较高的重组分，而留在气相中的主要是沸点较低的轻组分。不断冷凝则重组分不断冷凝下来，最后剩余在气相的就是沸点较低的轻组分了。

这两相间的物质交换称为传质。

因此，只要把混合物的液体多次汽化，气体多次冷凝，就可在最后的液相中得到较浓的重组分，而气相中得到较浓的轻组分。气体分馏就是运用这种液相的多次部分汽化和汽相的多次部分冷凝的方式来进行传质、传热，从而使混合物中的组分得以分离。

本次设计烟气脱硝系统拟采用抚顺石油化工研究院选择性催化还原技术（SCR）技术。SCR 工艺原理及特点：将氨基还原剂喷入含 NOx的烟气中，在催化剂作用下，反应温度 320℃～420℃，NH3 与 NOx发生催化还原反应，反应产物为 N2和 H2O。

脱硫除尘净化烟气采用钠法碱洗脱硫工艺，将净化烟气中 SO2、TSP 浓度控制在不大于 30、10mg/m3。

1） 相平衡

所谓相平衡是指共存的溶液(液相)和蒸汽(汽相)处于相同的温度和压力下，汽化和冷凝的速度相等，气液两相的相对量及组分在两相中的浓度分布不再变化的状态。

2） 泡点、露点温度

在一定压力下，当加热油品到刚刚气化，或者说出现第一个气泡时，保持相平衡的温度，称为泡点温度。再升高温度，直到使油品刚好全部气化，保持相平衡的温度，或者说混合蒸汽刚刚开始冷凝而出现第一个液滴时的温度，称为露点温度。当压力或油品的组成变化时，泡点和露点则随之改变。对一种纯物质，在一定压力下，它的泡点和露点是相同的，也就是该物质的沸点。但是像油品类的混合物就不同了，它的泡点低于露点。

3） 最小回流比

在精馏塔中，必须有足够的液相回流，才能得到良好的分离效果。减小回流比，则精馏效果变差，当回流比减小到一定程度，可能会导致没有足够的液体返回塔内，使上行的蒸汽逐级得到增浓，或者说此时各层塔板以后汽液相组成的变化变成无限小，这样欲达到一定的分离程度，就需要无限多的塔板，把这种情况下的回流比称为最小回流比。

4） 全回流

将塔顶馏出物全部作为回流时，就称为全回流。

5） 冷回流

将部分塔顶产品以过冷液体状态打入的回流。其作用是控制塔顶温度，提供塔内回流，保持产品质量。当回流热量一定时，冷回流温度越低，冷回流用量越小(冷回流吸收显热和汽化潜热)。

6） 热回流

在塔顶装有部分冷凝器，将塔顶蒸汽(油气)部分冷凝为液体作回流，回流温度与塔顶产品露点相同。由于它只吸收气化潜热，所以取走同样多的热量，所需回流量比冷回流要大。

将塔侧线的部分液相馏分抽出，经换热冷却后，重新送回抽出板上(或下)方一块或几块塔板上作为回流。回流入塔后与塔内上升汽相相遇，换热后本身温度升高，取出部分回流热(显热)，并把部分上升的气相冷凝成热回流(内回热)。循环回流的抽出温度比塔顶馏出物温度高，热量可充分利用，并使塔内上下负荷趋于均匀。而冷回流、热回流的热量利用难度大，塔顶冷却设备比较庞大。

2.1 工艺过程说明

本装置的原料由渣油加氢装置来的加氢重油送至原料油缓冲罐(D-201)，用提升管进料泵(P-201A/B)抽出，经原料油-油浆换热器(E-201A/B)升温，进入到提升管下部进料喷嘴。自柴油加氢装置来的加氢柴油进入到提升管下部 2 组喷嘴(预留)。原料油与雾化蒸汽在原料喷嘴混合后，经过原料喷嘴喷出与第二再生器(C-103)来的高温再生催化剂接触，立即在提升管第一反应区气化并反应，在较高的反应温度和较大剂油比的条件下，裂解成轻质产品(干气、液化气、汽油、轻柴油)。反应产生油气携带催化剂通过提升管向上流动至第二反应区，在较低反应温度和较长反应时间的条件下，主要是增加氢转移反应和异构化反应，降低汽油中的烯烃含量。

提升管下部设置了 2 组加氢 LCO 喷嘴，加氢 LCO 自柴油加氢装置直接进提升管回炼。

经过第二反应区后，反应油气携带催化剂经过提升管出口旋流式快速分离器(VQS)，分离出的大部分催化剂流入汽提段。带有少量催化剂的油气经封闭罩上部的升气管直接进入顶旋风分离器进一步分离，分离出来的油气去分馏塔，回收下来的催化剂经 VQS 封闭罩下部槽口流入汽提段。在汽提段不同部位通入过热蒸汽，使沉积有焦炭并吸附一定量油气的催化剂与蒸汽逆流接触，除去催化剂所吸附和夹带的油气。反应器(C-101)顶部通入高过热防焦密封蒸汽，该蒸汽经密封盖板与器壁之间的间隙进入密封盖板下部，与汽提蒸汽及汽提出的油气一并经顶旋进入分馏塔(C-201)。待生催化剂在汽提段经蒸汽汽提，除去所吸附和夹带的油气后分为两路，少量待生催化剂通过 MIP 循环斜管返回至第二反应区，大部分待生催化剂通过待生斜管进入第一再生器(C-102)进行烧焦。汽提段料位由待生滑阀控制。

第一段再生是在比较缓和条件下操作，CO 部分燃烧，在床层中烧掉焦炭中的部分碳和绝大部分氢，烧炭的多少可视进料轻、重不同而异，碳的燃烧量和再生器温度由进入第一再生器(C-102)的风量控制，以便获得灵活的操作条件，烧焦用的空气分别由过剩氧较高的二再烟气和一再主风提供。

从第一再生器(C-102)中出来的半再生催化剂，经半再生斜管、半再生滑阀进入第二再生器(C-103)下部，并均匀地分布。催化剂上剩余的碳用过量的氧全部生成 CO2，由于在一段再生器中烧掉绝大部分氢从而降低了二段再生器中水蒸汽分压使二段再生器可以在更高的温度下操作，不会造成催化剂水热失活，二再烟气由顶部进入第一再生器(C-102)。第二再生器(C-103)内设有 7 组 1.0MPa(g)蒸汽过热管，将汽提蒸汽和防焦密封蒸汽过热供反应系统使用。

热的再生催化剂从第二再生器(C-103)溢流斗流出进入再生斜管，经再生滑阀进入提升管底部，实现催化剂的连续循环。

第一再生器(C-102)含 CO 且具有较高压力的高温烟气送至能量回收部分。第二再生器(C-103)除空气分布器、蒸汽过热盘管和再生催化剂溢流斗外，基本上无任何内部构件，结构比较简单。

为维持两器热平衡，增加操作灵活性，在第一再生器旁设置可调节热量的外取热器 2 台，由第一再生器(C-102)床层引出高温催化剂流入外取热器(C104A/B)后，自上而下流动，取热管浸没于流化床内，取热器通入流化空气，以维持良好的流化，保证流化床催化剂对取热管的良好传热。一台外取热器(C104A)的催化剂换热后通过外取热器下斜管及外取热器下滑阀进入到第二再生器(C-103)密相床；另外一台外取热器(C-104B)换热后的催化剂用空气提升返回到

第一再生器(C-102)。外取热器(C-104A/B)用的除氧水自焚烧式 CO 余热锅炉(B501A/B)来，进入外取热汽包(D-118A/B)，与外取热器(C-104A/B)换热出来的汽水混合物混合，传热并进行汽、液分离后产生的高压饱和蒸汽(10.0 MPa)送至焚烧式 CO 余热锅炉(B-501A/B)过热。汽包(D-118A/B)里的饱和水由循环热水泵(P-101A～F)抽出，形成强制循环，进入外取热器取热管。

第一再生器(C-102)的操作压力由第三级旋风分离器(C-105)后的烟气双动滑阀控制。反应温度由再生滑阀控制。待生滑阀用来控制汽提段催化剂料位，要求保证最低料位以保证良好的汽提，同时也要防止料位过高，淹没封闭罩上的槽口，影响料腿排出的催化剂进入汽提段。

半再生滑阀可以切换控制第一再生器(C-102)或第二再生器(C-103)床层料位，根据实际操作情况进行调整。

第一再生器(C-102)温度由调节一再主风分布环的风量来控制或调节外取热器(C-104B)的取热量来控制。

第二再生器(C-103)温度可通过调节外取热器(C-104A)下滑阀开度或调节外取热器流化风量来调整取热量，使进入外取热器(C-104A)的半再生催化剂流量或温度变化，从而控制了第二再生器(C-103)温度。

开工用新鲜催化剂通过催化剂罐车直接送入冷催化剂罐(D-101)，平衡催化剂通过催化剂加料斗(D-111)送入热催化剂罐(D-102)和废催化剂罐(D-103)，再用非净化风输送至第二再生器(C-103)，为保持催化剂的高活性，需从第二再生器(C-103)定期卸出催化剂至废催化剂罐(D-103)，待自然冷却后经废催化剂卸料斗(D-112)装袋外运。而正常补充催化剂时使用冷催化剂罐(D-101)底小型加料器，

被净化的烟气从第三级旋风分离器(C-105)出来分为两路：一路经烟机入口电液高温切断蝶阀和烟机入口电液高温调节蝶阀轴向进入烟气轮机膨胀作功，驱动能量回收机组(K-101)回收烟气中的压力能和热能，经烟机出口水封罐(D-117)和另一旁路经双动滑阀(SV-105)调节放空的烟气汇合后进入焚烧式 CO 余热锅炉(B-501A/B)水保护段-高压蒸汽过热段-中压蒸汽过热段-第一蒸发段-SCR 脱硝反应区-第二蒸发段和省煤段后回收烟气显热和潜热，发生10.0MPa(g)高压蒸汽，并过热高压蒸汽和中压蒸汽。烟气降温后进入烟气脱硫除尘系统。

在烟气轮机前的水平管道上装有烟机入口电液高温切断蝶阀和烟机入口电液高温调节蝶阀，烟机入口电液高温切断蝶阀用于事故状态下紧急切断烟气，而电液高温调节蝶阀适用于控制再生压力。从第三级旋风分离器(C-105)底部排出夹带有 3%～5%烟气的催化剂细粉进入四旋及催化剂细粉收集罐(D-113)，四旋将烟气与催化剂细粉进一步分离，分离出的催化剂细粉连续排入了细粉收集罐，然后排入催化剂细粉储罐(D-114)，由净化风输送至废催化剂储罐。设计考虑在催化剂细粉储罐(D-114)下方将催化剂装车外运，或回收一部分催化剂以增加事故处理手段。

从第三级旋风分离器(C-105)排出的烟气夹带约 3%～5%细粉连续从四旋及催化剂细粉收集罐(D-113)顶排出至放空线，在放空线上设有临界流速喷嘴，此喷嘴在高线速下操作，设计考虑了耐磨措施。

将新鲜剂用净化风送到第二再生器(C-103)，同时也可以使用热催化剂罐(D-102)底小型加料器，将平衡剂用净化风送到第二再生器(C-103)。由反应器(C-101)出来的反应油气进入分馏塔(C-201)。

来自第一再生器(C-102)的具有较高压力的高温烟气经烟道首先进入第三级旋风分离器(C-105)，从中分离出大部分细粉催化剂，使进入烟气轮机的烟气中催化剂含量降到 0.2 g/Nm3 以下，10μm 以上的催化剂颗粒基本除去，保证了烟气轮机叶片长期运转。

烟气脱硝部分由氨气供应单元和 SCR 脱硝反应单元组成。氨气供应单元包括：稀释风机(K-601/602/603)、氨气缓冲罐(D-601)、氨气稀释罐(D-602)、氨气/空气混合器(M-601/602)和喷淋冷却等附属安全设施。自管网来的氨气经氨气缓冲罐(D-601)稳压后，与由稀释风机(K-601/602/603)来的稀释空气在氨气/空气混合器(M-601/602)中混合，然后由喷氨格栅喷入脱硝反应器(R-601/602)入口烟道，实现氨气与烟气的均匀混合。

本装置脱硝反应器(R-601/602)和焚烧式 CO 余热锅炉(B-501A/B)合建为一体化装置。经充分混合的氨气与烟气进入锅炉脱硝反应器(R-601/602)。在330℃～420℃及 SCR 脱硝催化剂作用下，氨气与烟气中的 NOx 发生氧化还原反应，生成 N2 和 H2O，净化后的烟气进入锅炉换热段继续回收热量。SCR 催化剂采用 3 层布置方案，每层催化剂上部均设置声波吹灰器。

正常工况和最大工况时，烟气先经过除尘装置，将烟气中的尘含量降低至10mg/Nm3后再进入碱洗塔；锅炉故障时，烟气经过除尘装置的旁路直接进入脱硫碱洗装置。

洗涤塔是烟气脱硫除尘系统的核心单元，由烟气急冷区、吸收区、滤清模块、气液分离器、烟囱等部分组成。烟气首先水平地进入到洗涤塔的急冷区，在此区域由喷嘴喷淋洗涤液，形成与烟气进入方向垂直的高密度水帘，当烟气穿过水帘时，与吸收液充分接触，大大降低烟气温度并使之饱和至约 60℃。在此区域可以洗涤下大部分的粉尘。

降温且饱和后的烟气自下而上进入吸收区，吸收区设置 4 层硫氧化物吸收喷嘴，洗涤液的 pH 控制在 7.0 左右，洗涤液通过循环泵（P-701A/B/C）送入喷嘴进行喷淋。洗涤液和烟气充分混合，烟气中的二氧化硫、颗粒物以及其他酸性气体被吸收，烟气得到净化。

脱硫后的烟气上升进入滤清模块部分，滤清模块部分共有 34 个文丘里管，并在每个文丘里管进口和出口各配有一个 F130 喷嘴，向文丘里管发散段喷水，以进一步收集烟气中含有的催化剂粉尘微粒和酸雾。

经过滤清模块的烟气上升进入气液分离区，烟气经气液分离后，分离水从气液分离器底部落入滤清模块区，脱水后的净烟气经上部烟囱（80m）排入大气。

洗涤液的补充和循环部分主要包括补充水、碱液补充、洗涤液的循环排放、紧急冷却水和除雾器冲洗水等。

（1）补充水

为平衡吸收过程中蒸发和排液损失的液体，洗涤塔内需要补充水来满足工艺的要求。为保持吸收塔底洗涤液的液位，通过液位计控制补充水管道上的调节阀，调节进入塔内补充水的水量。正常操作时，生产水进入洗涤塔中部的滤清模块。当余热锅炉事故状态时，所需的补充水量达到 102 t/h。滤清模块的液体通过溢流口溢流至塔底，保持塔底的液位。

（2）碱液

吸收二氧化硫的过程是一个简单的中和反应，为保持洗涤塔中洗涤液的 pH值满足吸收二氧化硫的要求，需连续不断的将 30wt％NaOH 补充到洗涤塔底和滤清模块中。塔底循环泵（P-701A/B/C）和滤清模块循环泵（P-702A/B）管路上装有 pH 计，pH 控制器通过碱液管道上的调节阀调节进入洗涤塔的碱液量，使洗涤液 pH 控制在 7 左右。20wt%NaOH 从碱液罐经过碱液泵加压通过管道送进装置内后分为三路，其中一路送往洗涤塔底，一路送往洗涤塔内的滤清模块，第三路送往废水处理单元。

塔底洗涤液是由三台循环泵（两开一备）完成循环，洗涤液储存在洗涤塔底部，由洗涤塔底循环泵（P-701A~C）抽出加压后分为三路，第一路送往洗涤塔急冷区冷却喷嘴，第二路送往洗涤塔中部的吸收喷嘴，第三路送往废水处理单元。循环过程中需要监测泵出口液体的压力和 pH。

滤清模块洗涤液是由二台循环泵（一开一备）完成循环的，洗涤液储存在滤清模块区的锥体内，由滤清模块循环泵（P-702A/B）抽出后送到滤清模块区的喷嘴，循环过程中需监测液体的液位和 pH。

在正常运行过程中，应控制塔底洗涤液中悬浮物、氯离子、溶解性固体总量（TDS）含量，循环系统需要排放一部分洗涤液，保证脱硫的效率，排放液通过塔底循环泵（P-701A~C）送到废水处理单元做进一步处理。

催化裂化装置的烟气进入洗涤塔，为防止因塔底循环泵故障无法进行洗涤液循环，从而使进入洗涤塔的烟温过高，在洗涤塔入口急冷区设置烟气紧急冷却系统，当烟气温度超高时，联锁启动紧急冷却水对烟气进行喷水降温，烟气降温后进入洗涤塔。当再生剂跑剂造成塔底洗涤液中催化剂含量过高时，为尽快降低洗涤液中的催化剂含量，可手动启动紧急冷却水，通过急冷去喷嘴向洗涤塔底部大量补水，补充的水通过塔底溢流口排往紧急排水池（V-701），从而降低洗涤塔底液中的催化剂浓度。紧急排放池的容积可以维持系统正常运行半个小时。

（5）除雾器冲洗水为防止除雾器堵塞，为除雾器设置冲洗管路。除雾器共设置 16 根冲洗管路，生产水经管道增压泵 P-703A/B 增压后对除雾器进行冲洗，冲洗时，按时间顺序依次打开、关闭冲洗阀门。

正常工况和最大工况时，从洗涤塔底排出的污水中含有大量的溶解性亚硫酸盐；当锅炉故障时，从洗涤塔底排出的污水中含有大量的催化剂悬浮固体颗粒物，以及溶解性亚硫酸盐；废水处理单元可除去悬浮固体并将亚硫酸盐转化为硫酸盐，降低含盐污水出水中 SS 和 COD 指标。来自洗涤塔的含盐污水首先进入混合槽（D-701）与絮凝剂充分混合，然后进入含盐污水澄清器（V-703），颗粒物经沉淀后，当澄清器底部被絮凝的块状物沉淀聚集到池底达到一定高度时，由底部的排放阀周期性排出到过滤箱(PA702A/B)。过滤箱过滤出的废催化剂不定期送出装置外，滤出的水流入滤液池，再由滤液泵（P-706）打回澄清器处理，泥中含水量为 40~60%，定期拉走送有资质单位处理。

含盐污水澄清器排出的清液进入三级氧化罐（D-702A~C），在氧化罐内通入空气对污水进行氧化，降低其 COD 值，氧化用风由氧化风机（K-701A/B）提供氧化处理后，含盐污水自流到含盐污水罐（D-703）中，用排液泵（P705A/B）加压后送往排液换热器（E-701）降温。在氧化过程中，为保持含盐污水 pH，用在线 pH 计监测氧化罐溢流液的 pH，用 pH 控制器调节 NaOH 溶液注入量，从而使出水的 pH 维持在 7 左右。经过处理后的含盐污水送至污水处理厂进一步处理。

分馏塔（C-201）共 32 层塔盘，采用 15 层高效固阀塔盘和 17 层高效浮阀塔盘。塔底部装有 8 层人字挡板。来自反应器（C-101）的高温油气进入分馏塔（C-201）人字挡板底部，与人字挡板顶部返回的 275℃左右循环油浆逆流接触，油气自下而上被冷却洗涤。油气经分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、油浆。为提供足够的内部回流和使塔的负荷分配均匀，分馏塔（C-201）分设五个循环回流。

分馏塔（C-201）顶压力约为 0.21MPa(g)，温度 115℃左右，油气自分馏塔顶（C-201）馏出，与换热水（E-202A~J）换热至 90℃左右，然后进入分馏塔顶空冷器（A-201A~P）冷却至 55℃左右，再进入分馏塔顶后冷器（E-215A~H）冷却至 40℃左右后，进入分馏塔顶油气分离器（D-201）分离。分馏塔顶油气分离器（D-201）中的不凝气进入富气压缩机（K-301）。冷凝的粗汽油分为两部分：一部分用粗汽油泵（P-

202A/B）加压后经过粗汽油浅冷器（E-217A/B）冷却送往吸收稳定部分的吸收塔（C-301），另一部分用分馏塔顶冷回流泵（P218A/B）加压后送回分馏塔（C-201）第 32 层塔盘作为冷回流（根据操作需要）。分馏塔顶油气分离器（D-201）分出的污水进入含硫氨污水罐（D-206）汇合后，用含硫氨污水泵（P-210A/B）加压，送至污水汽提装置。

轻柴油由分馏塔（C-201）第 15 层板自流入轻柴油汽提塔（C-202），用蒸汽汽提后，由轻柴油泵（P-204A/B）抽出，送至轻柴-除盐水换热器（E-204A/B）与除盐水换热至 70℃左右后分为两路，一路去柴油加氢装置进一步处理，另一路继续经空冷器（A-203）冷却到 50℃左右后送往罐区。分馏塔（C-201）建立的五个循环回流分别为顶循环回流、贫吸收油循环回流、一中回流、二中回流和油浆循环回流。

顶循环回流用分馏塔顶循环回流泵（P-203A/B）由分馏塔（C-201）第 29层的 1#集油箱抽出，温度约为 137.8℃，去气分装置重沸器作热源，冷却至～110℃返回催化装置，通过顶循-换热水换热器（E-214A~D）换热至~80℃返回分馏塔（C-201）第 32 层塔盘。

贫吸收油从分馏塔（C-201）第 15 层由贫吸收油泵（P-205A/B）抽出，首先作为脱吸塔底重沸器（E-301B）热源，然后再与富吸收油（E-205A/B）换热，之后进入贫吸收油-除盐水换热器（E-213A/B），最后经贫吸收油冷却器（E216）、贫吸收油浅冷器（E-219）冷却至 40℃左右后作为再吸收剂送到再吸收塔（C-303）。再吸收塔（C-303）底来的富吸收油与贫吸收油经贫-富吸收油换热器（E-205A/B）换热至~120℃后返回分馏塔（C-201）第 19 层塔盘。一中回流由分馏塔一中回流泵（P-206A/B）从分馏塔（C-201）第 12 层塔盘的 2#集油箱抽出，先做脱吸塔底重沸器（E-301A）热源，然后再与除盐水（E-206）换热温度降至 160℃左右，返回分馏塔（C-201）第 15 层塔盘。开工时可由水箱冷却器（E-208）将一中回流冷却至 160℃后再返回分馏塔（C-201）第 15 层塔盘。

二中回流从分馏塔（C-201）第 3 层塔盘的 3#集油箱上自流至回炼油中间罐（D-203），然后用回炼油泵（P-207A/B）抽出，分为三部分。第一部分做为内回流，返回分馏塔（C-201）第 2 层塔盘上；第二部分做为二中回流，用作稳定塔底重沸器（E-304A/B）热源，温度降为 250℃左右返回分馏塔第 5 层塔盘。第三部分做为回炼油与原料油在原料油回炼油混合器（M-201）充分混合后进入提升管。

油浆由油浆泵（P-208A/B）从分馏塔底抽出，温度～330℃，为防止油浆系统结焦，通过阻垢剂注入系统（PA-101）在泵入口管线上加入油浆阻垢剂，一般控制阻垢剂的浓度为 100～200ppm。油浆分为四路：第一路油浆直接返回提升管回炼；第二路进入原料油-油浆换热器（E-201A/B），与原料换热后，再进油浆蒸汽发生器（E-207A~D），发生中压饱和蒸汽后，冷至 275℃左右后分为二部分，一部分返回人字挡板上部，另一部分返回人字挡板下部；第三路直接热回流返至分馏塔的上返塔，加强对催化剂的洗涤。

本装置根据生产和节能的需要，设置换热水系统。换热水从装置外来，与分馏塔顶油气（E-202A~J）、顶循（E-214A~D）及外甩油浆（E-218A~D）换热至～90℃后送出装置，供其他装置使用。冷却后换热水（～65℃）返回循环使用。

其中高压除氧水经过锅炉给水泵送入焚烧式 CO 余热锅炉（B-501A/B）省煤器，经省煤器加热后分别送入余热锅炉汽包和外取热器汽包产生高压饱和蒸汽，油浆蒸汽发生器的锅炉给水由中压锅炉给水泵提供。

另外，本装置部分过剩热量，如轻柴油、贫吸收油、稳定汽油和分馏塔一中回流用于加热装置除盐水，除盐水由系统送入装置内的除盐水缓冲罐（D307），经除盐水泵（P-214A/B）加压后，经贫吸收油-除盐水换热器（E213A/B），轻柴油-除盐水换热器（E-204A/B）和分馏一中-除盐水换热器（E206）换热至 72.6℃左右送入热工系统除氧器（D-502A/B）除氧，供给本装置所需的除氧水。

从分馏塔顶油气分离器（D-201）出来的富气被富气压缩机（K-301）压缩至约 1.5MPa(g)。压缩气体与脱吸塔（C-302）顶气体混合后经气压机出口空冷器（A-301A~D）冷却，再与吸收塔（C-301）底饱和吸收油以及由气压机级间凝液泵（ P-307A/B）送来的凝缩油混合，经气压机出口后冷器（E-309A~H）冷凝冷却到 40℃后，进入气压机出口油气分离器（D-301），分离出富气和凝缩油；为了防止设备腐蚀，在气压机出口空冷器（A-301A~D）前注入净化水洗涤。

为节省洗涤水的用量，从气压机出口空冷器（A-301A~D）排出的污水自压至分馏塔顶部空冷器前作二次注水洗涤，再进入含硫氨污水罐（D-206），脱除水中溶解的轻烃，用含硫氨污水泵（P-210A/B）送至污水汽提装置处理。

吸收塔（C-301）操作压力约 1.4MPa(g)，从气压机出口油气分离器（D301）来的富气进入吸收塔（C-301）下部，粗汽油作为吸收剂经过粗汽油浅冷器（E-217A/B）冷却后进入吸收塔（C-301）第 25 层塔盘和第 36 层塔盘，作为补充吸收剂的稳定汽油经过补充吸收剂浅冷器（E-311A/B）进入吸收塔（C301）第 41 层塔盘，与气体逆流接触。为取走吸收过程中放出的热量，在吸收塔（C-301）中部设有四个中段回流，分别从第 11 层、第 18 层、第 25 层和第32 层塔盘用吸收塔中段回流泵（P-302A~D）抽出经吸收塔中段回流冷却器（E306A~D）冷却，然后返回吸收塔（C-301）的第 10 层、第 17 层、第 24 层和第31 层塔盘，吸收塔（C-301）底的饱和吸收油用吸收塔底泵（P-303A/B）送到气压机出口后冷器（E-309A~H）前与压缩富气混合。

从吸收塔（C-301）顶出来的贫气进入再吸收塔（C-303）底部，与作为贫吸收油的轻柴油逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分，从再吸收塔（C-303）顶排出的干气送至双脱单元部分，塔底富吸收油经贫-富吸收油换热器（E205A/B）换热至~120℃返回分馏塔（C-201）。凝缩油自气压机出口油气分离器（D-301）经脱吸塔进料泵（P-301A/B）加压后，与稳定汽油换热（E-302）到 60℃，进入脱吸塔（C-302）第 40 层塔盘。脱吸塔底重沸器（E-301A）和脱吸塔底重沸器（E-301B）分别由分馏塔一中回流及贫吸收油供热；脱吸塔中间重沸器（E-301C）由脱吸塔（C-302）第20 层塔盘抽出，经稳定汽油加热后返回第 19 层塔盘。脱吸塔（C-302）顶气体至气压机出口空冷器（A-301A~D）前与压缩富气混合。

脱吸塔（C-302）塔底的脱乙烷汽油进入稳定塔进料换热器（E-303A~D），与稳定汽油换热至 142℃进入稳定塔（C-304）第 24 层、第 28 层或第 32 层塔盘。稳定塔底重沸器（E-304A/B）由分馏塔（C-201）二中回流供热。C4 及 C4以下的轻组分从稳定塔（C-304）顶馏出，经稳定塔顶空冷器（A-303A~P）和稳定塔顶冷凝器（E-310A~D）冷凝冷却到 40℃进入稳定塔顶回流罐（D-302），液化气一部分用稳定塔顶回流泵（P-305A/B）加压作为稳定塔（C-304）顶回流，

另一部分用液化气产品泵（P-312A/B）加压送往双脱装置进一步精制。稳定塔（C-304）底的稳定汽油先后经稳定塔进料换热器（E-303A~D）、脱吸塔中间重沸器（E-301C）和脱吸塔进料换热器（E-302）换热后，分为两部分，一部分作为稳定汽油热出料去 S-Zorb 装置进行脱硫，另一部分再用稳定汽油空冷器（A-302A/B）和稳定汽油冷却器（E-308A~D）冷却至 40℃，用补充吸收剂泵（P-304A/B）加压经过补充吸收剂浅冷器（E-311A/B）后送至吸收塔（C301）第 41 层塔盘作为补充吸收剂。

过热器分为高压过热段和中压过热段。高压过热段由高温段、低温两级两过热器蛇形管组成，均为逆流卧式布置，在两级过热器之间设有中间喷水减温器。过热器出口集箱设置有喷水减温细调与中间喷水减温配合达到额定值送到装置。中压过热段由两级两组过热器蛇形管组成，均为逆流卧式布置，在两级过热器之间设有中间喷水减温器。过热器出口集箱设置有喷水减温细调与中间喷水减温配合达到额定值送到装置。

本装置热工内容包括两台燃烧式 CO 余热锅炉(B-501A/B)、外取热器汽包(D-118A/B)、油浆蒸汽发生器汽包(D-220/221)以及配套的除氧、给水、加药、排污、取样等辅助系统。

为提高蒸汽系统的安全性及稳定性，同时为回收利用高温烟气余热，本装置共设置两台燃烧式 CO 余热锅炉。装置再生器产生的高温烟气，首先进入烟气轮机做功，然后送入两台燃烧式 CO 余热锅炉，回收烟气余热和 CO 化学能。由于烟气中含约 4.16%的 CO，因此通过燃料气的燃烧将烟气加热并直至 CO烧尽，燃烧后的烟气依次通过水保护段、过热段、蒸发段、省煤段与汽、水进行换热。余热锅炉除自产蒸汽外，装置内的外取热器汽包和油浆蒸发器汽包所产生的饱和蒸汽也进入锅炉过热。

余热锅炉过热段将余热锅炉汽包和外取热器汽包发生的饱和蒸汽发生的高压蒸汽过热，每台余热锅炉产生 9.8MPa(g)、540℃的过热蒸汽约 125t/h，两台共产生 9.8MPa(g)、540℃蒸汽 250t/h；油浆蒸汽发生器产生的中压饱和蒸汽在锅炉过热产生 3.8MPa(g)，420℃蒸汽 37.3t/h。

正常操作时，10.0 MPa(g)高压蒸汽自余热锅炉进高压抽背式汽轮机发电机组(K-401)，驱动汽轮机发电，机组抽 4.0 MPa(g)中压蒸汽送至系统中压蒸汽管网，同时背压至 1.0 MPa(g)低压蒸汽送至管网。

余热锅炉和装置里的油浆蒸发器、外取热器等产汽设备采用系统提供的二级除盐水。除盐水先与工艺介质进一步换热至 90℃左右，进入装置内的压力除氧器进一步除氧，装置内共设置两台压力除氧器(D-502A/B)、三台高压锅炉给水泵(P-501A~C)和两台中压锅炉给水泵(P-502A/B)，供给本装置所需的除氧水。压力除氧器操作压力 0.2~0.4 MPa(G)、操作温度 140 ℃左右，高压除氧水经过锅炉给水泵送入余热锅炉省煤器。给水经省煤器加热后分别送入余热锅炉汽包和外取热器汽包产生高压饱和蒸汽。油浆蒸汽发生器的锅炉给水由中压锅炉给水泵提供。

为保证炉水水质符合要求，防止汽包及受热面结垢和腐蚀，余热锅炉、油浆蒸发器和外取热器及燃气锅炉共设有组合式磷酸盐加药装置 2 套，根据每台汽包的需要分别进行加药。同时还设置除氧剂加药装置和加氨装置各 1 套向给水系统加药。

锅炉的排污分连续排污和定期排污二种，连续排污经过连续排污扩容器扩容闪蒸出的二次蒸汽接入除氧器利用。定期排污经排污扩容冷却装置与循环冷水混合降温至 43 ℃以下由泵排入装置循环热水管网回用。

为了防止锅炉受热面积灰，锅炉水保护段、过热段、蒸发段、省煤段，均设有激波清灰设备，用以除去换热管束上的积灰，保证锅炉热效率。根据 SCR供货商要求，SCR 催化剂设置声波吹灰。装置设有高、中压减温减压器。高压减温减压器，根据工况需要可将高压过热蒸汽减温减压为中压蒸汽，或低压蒸汽。中压减温减压器，根据工况需要可将中压过热蒸汽减温减压为低压蒸汽，送至低压蒸汽管网，满足低压用汽需要。正常工况下减温减压器仅在最小负荷运行作为热备用。

装置设有高、中压减温减压器。高压减温减压器，根据工况需要可将高压过热蒸汽减温减压为中压蒸汽，或低压蒸汽。中压减温减压器，根据工况需要可将中压过热蒸汽减温减压为低压蒸汽，送至低压蒸汽管网，满足低压用汽需要。正常工况下减温减压器仅在最小负荷运行作为热备用。

催化裂化装置是石化企业（炼油厂）的产能大户，也是耗能大户，其能耗的大小对全厂的整体能耗会产生重要的影响。当前，为了响应国家节能政策，在新世纪炼油厂（装置）设计中，必需充分考虑节能和综合利用，以尽最大可能地降低装置能耗和物耗。

1） 采用 MIP-CGP 工艺，优化催化裂化的一次反应和二次反应，减少干气和焦炭的生成，由于反应热较低，与同等的催化裂化相比可以适当降低能耗。

2） 设计合理的换热流程，利用装置的热量进行冷热交换以满足工艺要求，如：循环油浆加热原料油并发生蒸汽；分馏塔中段回流作为稳定塔和脱吸塔底重沸器热源；稳定汽油加热稳定塔和脱吸塔的进料并作为脱吸塔中间重沸器热源；用贫吸收油加热富吸收油；除盐水进入装置后，依次与贫吸收油、轻柴油和分馏塔一中换热后至焚烧式 CO 余热锅炉除氧。充分考虑了外部热量用户没有或不需要热量时（如开工初期装置内没有除盐水，下游装置不需要低温热时），设置备用空气冷却器和换热水冷却器，以满足工艺冷却需要。

两台余热锅炉的蒸发段、水保护段共自产蒸汽约 58 t/h；装置内外取热器共发生饱和蒸汽约 192 t/h；装置内油浆蒸汽发生器共发生饱和蒸汽约 37.3 t/h。余热锅炉和外取热器的汽包给水均通过省煤器预热。余热锅炉排烟温度低于180℃。

为了充分利用低温热，本装置还设置了一套外甩油浆蒸汽发生器，正常产0.45 MPa 低压饱和蒸汽约 2t/h，最大约 3t/h。

余热锅炉包括绝热燃烧炉膛、水保护段、蒸汽过热段(高压/中压)、蒸发段、脱硝(SCR)和省煤段，烟气依次经过以上各段换热后进入烟气脱硫系统,考虑烟气脱硫系统烟气进口压力，加上余热锅炉自身烟气阻力，锅炉炉墙设计压力 15kPa(g)。燃烧炉膛为方形绝热炉膛，烟气由下向上流动。炉膛内设有瓦斯燃烧器，通过燃用燃料气，开工时，先将烟气温度升高，使烟气中的 CO 开始燃烧后炉膛温度逐渐升高，在炉膛温度稳定后，逐渐减少燃料气的量，使炉膛在补充少量燃料气的情况下温度保持稳定，每台锅炉设置 4 个瓦斯燃烧器，并设有自动点火、火焰检测器、熄火保护等装置。瓦斯燃烧器在燃烧室两侧墙对称布置，出口有稳焰器，起到稳定燃烧作用。CO 烟气从炉底通过由耐火浇注料浇注成的燃烧小道缝隙喷入燃烧室燃烧。每台余热锅炉燃烧供风采用二台离心式鼓风机，一开一备。供风分二部分，一部分由燃烧火嘴送入，主要提供燃料气燃烧所需的空气，一部分由燃烧室前的烟道送入，主要提供烟气中 CO 燃烧所需的空气，使空气与烟气进行预混合以达到良好的燃烧效果。

3） 平面中各设备区按条形布置，每个设备区的设备原则上按流程顺序布置，同时考虑同类设备适当集中布置。

4） 设备按流程顺序布置，尽量减少连接设备管线之间不必要的往返，降低能量损失。

5） 气体系统（含反应油气、空气-烟气等）管线、设备尽量布置合理、紧凑，减少管线长度和弯头，以减少系统压力降并精心计算，使得机组（气压机、能量回收机组）在高效率点下运行。

6） 气体管线与设备的连接尽量对称布置，对于两相流的管线，选取足够的线速，液体流经冷换设备和管线时，在竖向布置上能方便地导出，以减少压降损失和防止“水击”现象。

7） 对进入装置内的水、蒸汽、氮气、空气等公用工程均设有计量仪表，强化运行管理，节能降耗。

1） 提升管反应器应用 BWJ-IV 型高效雾化喷嘴，进一步改善雾化后的油滴粒径和喷嘴喷出后的油膜扇形角度，保证催化剂和油滴更有效的接触，降低生焦量。

2） 对于冷却介质冷后温度与循环水换后温差较小的换热单元设备，采用板式冷却器提高循环水的冷却终温，降低循环水的耗量。

3） 采用低压降、阀孔分布均匀的高效固阀塔板和高效浮阀塔板，优化塔的操作参数，使塔在最佳回流比下操作。

4） 泵用电机选用节能电机，流量上限范围严格与装置设计余量一致，使每台泵在实际操作中维持高效率运行。

5） 装置内的所有电气设备均设计选用高效、节能型产品。

2.1.9.3 充分利用装置余热

1） 利用烟气轮机回收再生烟气中的压力能和部分热能。

2） 利用装置外取热器和焚烧式 CO 余热锅炉发生 10.0MPa(g)高压饱和蒸汽，通过高压蒸汽的逐级利用，降低全厂能耗。

3） 利用油浆发生中压饱和蒸汽；利用外甩油浆产品发生低低压饱和蒸汽，去除氧器供除盐水除氧用，达到节约能耗的目的。

4） 利用焚烧式 CO 余热锅炉充分回收再生烟气显热，发生高压饱和蒸汽并过热高压饱和蒸汽和中压饱和蒸汽。

5） 为降低全厂能耗，上下游装置采用热进料和热出料方式，如加氢尾油215℃自加氢装置来；催化汽油 57℃至 S Zorb 装置，催化轻柴油 70℃至柴油加氢装置。

6） 为进一步降低装置能耗，同时从全厂的角度对能量的综合利用，提高全厂的节能效益：设置换热水系统回收装置的低温热，供气体分馏装置使用；分馏塔顶循环油引至气体分馏装置脱丙烷塔底重沸器提供热源等。

4） 较干净的自流水（如水箱冷却器用水、取样冷却器用水、水封罐用水等）提压后，回注循环热水回水系统等

5） 含硫氨污水经污水汽提装置净化后回用，作分馏、吸收稳定及烟道注水。

6） 机泵用水做到清污分流。水、电、汽、气用量分表

3.1 工艺过程控制方案

催化裂化仪表及控制系统安全可靠、技术先进、性能优良、经济合理，具备成熟的使用经验和良好的技术支持，满足工艺过程的操作的需求，且符合国内的运行和维护习惯。本装置实现控制、管理、运营一体化，各生产装置、公用工程及辅助系统的自动控制及工厂信息管理具有国内先进水平。

本项目主要工艺装置、公用工程及辅助设施的控制系统采用安全可靠、技术先进并具有成熟使用经验的分散控制系统（DCS），主要过程参数均进 DCS进行检测、调节、记录、显示、报警、及操作管理，主要机泵的运行状态也送入 DCS 进行显示，由 DCS 完成生产装置的实时监控，并为全厂计算机信息管理和生产调度提供基础数据。

除 DCS 外，本装置还设有安全仪表系统（SIS）、智能设备管理系统（IDM）、可燃和有毒气体检测系统（GDS）、压缩机控制系统（CCS）等。其他控制系统均与 DCS 进行通信，将主要的信号传送到 DCS 中，通信采用RS485 接口，Modbus-RTU 协议。与过程控制、安全联锁等相关的重要信号通过硬线接到 DCS。控制系统的操作站及其附属设备集中设置在原管控中心（CCR），其控制站及附属设备分别设置在各装置或单元的现场机柜室（FAR），CCR 和 FAR 的各控制系统设备通过冗余单模光缆连接。

现场仪表原则上选用 HART 智能电子式仪表，不采用气动检测仪表和气动调节器。

DCS 和其他控制系统模拟信号主要采用 4～20mADC 叠加 HART 协议信号。临氢工况压力（差压）变送器，测量元件选用 316L 镀金。

控制阀的限位开关原则上采用隔爆型干接点式接近开关。来自 MCC 开关量输入信号和去 MCC 开关量输出信号均采用继电器隔离。对于 6kV 及以上电机，去 MCC 开关量信号应采用大功率中间继电器隔离。

工业色谱分析仪与 DCS 系统之间采用 4-20mA DC 信号（仅对分析组分）和冗余通信方式（全部数据）。自现场的开关量输入（DI）应为干接点信号。不得选用石棉、汞等环保法禁用的材料作为仪表的零部件及填充材料。用于 SIS 的测量仪表及取源点应独立设置，且最终元件的设置应满足安全完整性等级的要求。

用于 SIS 和 GDS 系统的变送器应具有自诊断功能。用于 SIS 的输入信号源首选变送器。当要求选用开关仪表时，其接点宜采用双刀双掷（DPDT）干接点。应按 0.4MPa（G）做为仪表最低风压及阀门类仪表的设计依据。

模拟量信号：4～20mA+HART 或 4～20mA 信号。开关量信号： 24VDC@ 0.5A 干接点信号。

（其中，与 MCC 之间的开关量信号应采用继电器隔离）。DCS 与第三方的通讯协议：MODBUS RTU、TCP/IP 或 EthernetIP（与电气专业）。

3.2 复杂回路的仪表控制方案

正常工况，待生滑阀由反应器料位控制器 LIC10401 控制；当待生滑阀压降 PDI10401 过低时，待生滑阀 LV10401 由待生滑阀压降控制器 PDIC10401 调节控制。

正常工况，循环滑阀由再生器料位控制，当循环滑阀压降过低时，循环滑阀由循环滑阀压降控制器 PDIC10804 调节控制。

正常工况，待生循环滑阀由反应器密相料位 LIC10403 控制；当待生滑循环阀压降过低时，待生滑循环阀由待生滑循环阀压降控制器 PDIC10410 调节控制。

3.2.1.3 提升管稀相温度和反应器集气室温度切换与再生滑阀压降组成低值选择控制

正常工况，再生滑阀由提升管稀相温度或反应器集气室温度控制；当再生滑阀压降过低时，再生滑阀由再生滑阀压降控制器 PDIC10807 调节控制。

通过选择开关 THS10601A 切换第二再生器出口温度测点作为第二再生器出口温度控制器 TIC10601 的输入信号；再通过选择开关 THS10601B 可以实现流化风量控制器 FIC10901 和外取热器 C-104A 下滑阀控制器 HC10901 的切换，作为辅助回路；主回路 TIC10601 与辅助回路组成串级控制。

通过选择开关 THS10706A 切换第一再生器床层温度测点作为第一再生器出口温度控制器 TIC10706 的输入信号；再通过选择开关 THS10706B 可以实现流化风量控制器 FIC11101 和外取热器 C-104B 下滑阀控制器 HC11101 的切换，作为辅助回路；主回路 TIC10706 与辅助回路组成串级控制。

再生器压力由烟机入口蝶阀、烟机主旁路双动滑阀分程控制。分程原则如下：

当烟机处于正常设计负荷或超负荷时，烟机入口蝶阀全开，再生器压力由双动滑阀控制当烟机处于低负荷运行时，双动滑阀全关，靠入口蝶阀控制再生器压力。对于调节来说，随着再生器压力调节器的输出信号的增加，烟机入口蝶阀首先打开,当阀全开时，双动滑阀打开。在烟机入口蝶阀控制回路上设有低选器，在正常操作时即当机组转速为设计额定值时，由压力信号控制，反之为速度信号。

汽水分离器液位采用三冲量控制方案。汽水分离器液位调节器的输出信号为给定值，输出信号至给水流量调节阀。即在单冲量（液位）控制的基础上引入蒸汽流量和给水流量。蒸汽流量作为前馈信号，可以消除了“假液位”对控制过程的不良影响；给水流量的引入，可以及时克服给水量变化的干扰。

外取热器汽包 D-118A、D-118B，余热锅炉汽包 D-220、D-221，外甩油浆蒸汽发生器 E-203 液位都采用三冲量控制；下面以 D-118A 为例来说明。

曲靖市德方纳米原料送料与称重自动化系统项目/年产7.2万吨纳米磷酸铁锂项目一期原料输送系统

本项目用户为曲靖市德方纳米科技有限公司，它是一家致力于锂电池核心材料研发、生产和销售的国家高新技术企业，属于技术领先的电池材料企业及国内纳米磷酸铁锂主要供应商。公司的核心产品是纳米磷酸铁锂，广泛应用于新能源汽车、储能系统等领域。

本项目实施内容包括：基础施工、超融合平台、113/117输送线和102/103输送线、AGV搬运系统、机房建设系统、视频监控系统、WIFI无线系统、MES配料。整个系统建设以生产批次配料管理、质量管理、仓库管理为核心的智能制造系统，并集成兼顾原材料输送自动化、DCS采集监控深度融合，以设备物联网管控为目标，通过智能制造系统建设，将产、供、销上下游一体化控制系统，打通物流转运、MES、SCADA、DCS上层计划与下层控制之间的信息流，提高计划调度及生产现场综合管控能力。

深圳市德方纳米科技股份有限公司（股票代码：300769）创建于2007年1月，是一家致力于锂离子电池核心材料的研发、生产和销售的国家高新技术企业。公司的核心产品是纳米磷酸铁锂，广泛应用于新能源汽车、储能系统等领域。公司总部位于深圳市南山区，并在广东佛山、云南曲靖建有大型研发和生产基地。

2022年加入中控技术，拥有多年MES项目工作积累，拥有扎实的信息系统集成工作经验；参与过曲靖市德方纳米原料送料与称料自动化项目、重庆拓宇生产管理系统项目等。多年的团队管理经验，具备较强的团结协作能力、良好的沟通表达能力和组织协调能力。在经过的工作中将不断总结、完善自我，以自身的发展为载体，与公司共同发展为目标，把工作当作一座山峰，不断攀援，不断前进。

多年来，公司始终坚持以技术创新为先导，成立了锂动力研究院，紧跟国内外科技发展前沿，专注于技术创新、工艺优化和产品性能改善，建立了完整的技术创新与产品开发体系，锻造了一支创新意识强、研发经验丰富的科研团队，并以深厚的技术积累和前瞻性的产业布局，奠定了公司的行业地位。公司拥有“自热蒸发液相合成纳米磷酸铁锂技术”、“非连续石墨烯包覆技术”等核心技术。公司生产的纳米磷酸铁锂，以其优异的产品品质和良好性能，被评为广东省高新技术产品。

曲靖市德方纳米科技有限公司于2019年05月20日成立。为德方纳米在曲靖的生产基地。主要生产纳米粉体材料试剂、纳米粉体标准样品、纳米材料产品等。

曲靖德方纳米按照公司发展战略需求，新建年产 7.2 万吨纳米磷酸铁锂项目。本期项目为7.2 万吨纳米磷酸铁锂项目中的原料送料与称料自动化部分。为改善和提升工厂智能化管理，在建设自动化部分的同时，建设以生产批次配料管理、质量管理、仓库管理为核心的智能制造系统，并集成兼顾原材料输送自动化、DCS采集监控深度融合，以设备物联网管控为目标，通过智能制造系统建设，将产、供、销上下游一体化控制系统，打通物流转运、MES、SCADA、DCS上层计划与下层控制之间的信息流，提高计划调度及生产现场综合管控能力。

主要负责信息化项目实施管理工作，先后承接挑战J工项目、EPC项目、首套应用场景等疑难项目，工作中发挥“敢想、敢干、敢拼”的精神，多次荣获客户认可及公司表彰，达到多赢的目标与效果。

2.3.项目目标

新建年产 7.2 万吨纳米磷酸铁锂项目建设的最终目的是借助于自动控制技术、物联网技术、移动应用、大数据、AR、巡检机器人等先进的技术手段，实现感知、互联、智能的制造体系，实现产品全生命周期的有效协同和全程追溯、业务价值链上从客户到供应端各相关方的快速响应与协同，各层信息系统的互通互联。本期项目以建设送料与称料自动化为目标，同时打造智能制造平台，协同自动化、MES、WMS、质量等提升工厂制造执行运营能力，支持和促进跨工厂的运营提升、技术协同、质量改善。通过建设制造执行系统平台，逐步实现以下业务目标：

3.1.项目实施情况

2022年9月项目组开始入场，在10月完成项目全部内容的蓝图设计与确认，分阶段分批次进行设备发货开箱、分模块分阶段推进实施工作、分小组分专人专项推进管理，期间因疫情原因导致项目组近一个月在现场封闭隔离并开展现场设备安装施工工作。历时6个月后达到投运条件，满足试运行后，分小组分模块开展运行跟踪、收集问题、专项处理、解决更新、验证关闭等稳定性运行跟踪，2023年9月在曲靖市德方纳米技术有限公司举行原料送料与称料自动化项目上线仪式，在双方共同努力下，完成了基础施工、超融合平台、113/117输送线和102/103输送线、AGV搬运系统、机房建设系统、视频监控兄、WIFI无线系统、MES配料管理模块上线，并移交交接给使用部门。

3.2.项目建设成效

曲靖市德方纳米技术有限公司作为一家典型的生产制造型企业，构建生产管理系统，通过物料转运协同，实现原料实时输送、称重、生产、库存管理，实现输送过程的追踪、统计，提高工作效率；通过WMS系统，实现物料的存储与投料，同时与转运线紧密协同；通过质量管理，实现相关物料的检化验管理；提高物流输送作业的智能化、稳定性，同时降低工人的劳动强度，进一步促进智能工厂的建设。总体架构如下图所示：

图 3-1总体架构图

图 3-2总体业务流程图

实施地点为：云南省曲靖市曲靖德方纳米科技有限公司（甲方指定场地）

实施内容为：物流物料转运所包含的转运线建设、AGV等、库存管理系统（WMS）、MES系统、质量管理系统、车间无线WIFI建设、B级机房建设等。

基础施工是整个项目输送线、agv车体等运行的基础条件，主要包括提升机底座基坑、提升机连廊钢架、地面处理、车间现场改造等。对于该项目的难点与风险点的核心主要体现在agv地面处理方面，它的本质是为AGV叉车提供良好的运行环境，特对生产区地面进行修复、划线、刷环氧地坪漆等基础施工，施工要求：

1.1平方米内，高低点落差≤3mm。

2.路面沟宽<10mm。

3.地面无杂物、碎屑、油污、腐浊液体等。

4.地面应使用可释放静电材料。

5.地面防腐处理（环氧地坪漆：耐磨耐酸碱腐蚀）。

1.提升机基座需要从当初草坪施工成符合承重要求的混泥土桩子，同时需要协调设计院进行测量、设计、出图、审核和现场施工。如下图：

图 3-3基座施工过程

2.对现有地面进行打磨、凿平、填埋等，保持1平方米内，高低点落差≤3mm，路面沟宽<10mm。如下图图 

图 3-4地坪处理示意图

3.对地面凿平打磨后刷金刚砂、刷环氧地坪漆，实现耐磨耐酸碱腐蚀，如下图：

图 3-5环氧地坪漆

完成基础施工后，为AGV提供了良好的运行条件，保障AGV设备稳定运输，满足客户对于原料取料、送料的相关要求，大大提升了运输效率。如下图：

图 3-6AGV运输示意图

超融合平台是依托自身的安全属性和前沿技术，致力于为用户打造稳定安全、性能高效、管理极简的云协作平台，为业务上云、数字化办公、敏捷交付奠定坚实基础，帮助政府、教育、医疗等企事业单位构建私有云、混合云、专属云数据中心。秉承安全理念，帮助用户节省信息化建设投资、简化运维管理工作、加快业务上线速度，开启智能 IT 之旅。产品架构如下图：

图 3-7超融合产品架构

概览页面实时显示当前系统的各项资源情况，让用户对系统的状态一目了然。用户可以通过概览页面快速执行某些操作。如下图：

图 3-8管理系统概览

云计算资源管理为云服务器提供执行启动、关机、重启、挂起、恢复、休眠、唤醒、迁移、克隆、模板、导出 PDF、分配、升级、移动、删除等操作。同时，提供了备份机制，大大提升了系统稳定性，减少避免系统宕机及数据丢失的情况。如下图：

图 3-9云计算资源示意图

3.1.3.3.建设成效

将多台通过网络连接的标准 x86 服务器、国产 CPU 服务器的计算资源(CPU/内存）、存储资源（磁盘）和网络资源进行抽象、池化和自动化处理，整合成统一的资源池，进行统一的管理、监控和服务，实现基础设施以积木式部署和横向扩展能力。所有关键的数据中心功能都以软件定义的形式实现，从而帮助用户以最好的性价比快速构建安全、高效、可靠的新一代云计算数据中心。

图 3-10虚拟服务器示意图

113/117输送线提供链条输送线、滚筒输送线、撕膜机、整形机、外形检测等设备，根据生产计划制作生产备料单，每天把第二天的料提前备好，输送四楼进行摆放。113和117只管库存，不管批次，出库时按照量送到车间。转运流程如下：

102/103输送线提供链条输送线、滚筒输送线、撕膜机、行吊系统、外形检测、喷码机、夹包机等设备，根据生产计划制作生产备料单，每天把第二天的料提前备好，从仓库领出来的料，通过原料仓输送运输至三楼，转运流程如下：

图 3-15输送线102/103示意图

图 3-11输送线113/17示意图

113/117物料通过输送线、整形机、外形检测设备，自动将物料运输至四楼，如下图：

图 3-12滚筒输送线示意图

图 3-13整形机示意图

满足生产作业需求对车间物流送料整体的布局设计，以提高物流输送作业的智能化、稳定性，同时降低工人的劳动强度，进一步促进智能工厂的建设。

图 3-14输送线至4楼效果示意图

102/103物料通过输送线、行吊设备、外形检测设备，自动将物料运输一楼称料区进行称重，如下图；物料至称料区后，夹包机将物料夹至地磅称重，完成2次称重后自动将物料运输三楼，如下图：

图 3-16输送线及行吊系统示意图

图 3-17夹抱机示意图

满足生产作业需求对车间物流送料整体的布局设计，以提高物流输送作业的智能化、稳定性，同时降低工人的劳动强度，进一步促进智能工厂的建设。

AGV叉车是Geek+ 基于激光SLAM导航开发的自主搬运机器人。主要应用于工业环境下的自动化物流输送线，结合Geek+自研的智能调度系统和导航定位系统，为用户提供一站式的智能工厂物流解决方案。设备实现与MES、WMS等系统的无缝对接，助力用户多仓库多产线间的原料、在制品及制成品物料转运环节实现自动化、数字化与智能化。转运流程如下：

实现对原料送料与取料自动运输，过程实时监控和管理。通过AGV对货物进行运输、监控和管理。提高运输效率，减少人力成本。

本项目机房建设内容主要有：机房装修、机房电气系统、空气调节系统、新风系统、机房综合布线、安防监控门禁系统、动环监控系统、微模块系统、UPS系统等。设计与施工满足智能工厂软硬件系统安全、可靠、稳定运行的环境要求，设计与施工须注重各系统之间的融合、节能与安全。概要介绍图：

物料通过102/103输送线和113/117输送线自动运输上来后，AGV叉车收到取货、送货任务，将自动进行运输作业，如下图：

图 3-20AGV叉车示意图

图 3-21AGV信号指示及操作界面示意图

图 3-19AGV转运流程

图 3-22AGV系统控制界面示意图

图 3-23AGV任务管理

图 3-24机房概要图示意

图 3-25机房机构&监控示意图

图 3-26设备示意图

图 3-27机房规划布局示意图

图 3-27机房规划布局示意图

机房建设满足了客户对智能工厂软硬件系统安全、可靠、稳定运行的要求，为各项硬件、软件提供了稳定可靠地承载环境，为系统之间的融合、节能与安全保驾护航。

视频监控系统为本项目提供全天不间断实时监控、实时监控画面存储，随时可查看录像记录和车间AGV运行情况，节约了时间方便管理，能及时把握工作进度，提高工作效率。针对三楼和四楼的恶劣环境，提供了特殊场地安装监控设备，避开现场减少对人员的身体伤害。

图 3-29建设成效示意图

图 3-33集成监控示意图

本项目为机房、配料三/四楼AVG经过区域配置摄像机，用于远程监视AVG运行情况。

图 3-30监控布局示意图

图 3-31摄像头&录像机示意图

图 3-32视频监控管理平台

本项需要在原料仓、配料一/三/四楼部分区域部署WIFI网络，网络覆盖无死角，延迟不超过12ms（跟接入设备无线网卡等有一定关系），用于现场智能终端、AVG小车无线联网。网络布局如下图：

本项需要在原料仓、配料一/三/四楼部分区域部署WIFI网络，网络覆盖无死角，延迟不超过12ms（跟接入设备无线网卡等有一定关系），用于现场智能终端、AVG小车无线联网。网络布局如下图：

图 3-36无线AP示意图

2.通过多功能流控网关系统，对现有视频监控进行统一配置和管理。如下图：

图 3-37AC管理登陆

本项目采用的VxMES系统采用中控最新的BAP技术平台架构，其稳定性、高性能、易用性和美观性历经众多项目的考验。本次构建生产管理系统，通过物料转运协同，实现原料实时输送、称重过程、生产、库存的管理，实现输送过程的追踪、统计；通过WMS，实现物料的存储与投料，同时与转运线紧密协同；通过质量管理，实现相关物料的检化验管理，提高工作效率。

1.建立MES系统，提供包括：基础数据、数据采集、过程监控、工艺管理、原料到货及入库管理、固态物料系统、液体物料系统、生产统计，如下图：

安装无线AP，为多种智能终端设备之间实现网络连接提供传输保障。通过多功能网关系统将网络设备进行连接，实现本地及远程控制与监测。如下图：

图 3-38AP管理维护示意图

2.建立SupOS采集系统，对地磅、电子秤、和利时DCS等设备数据进行采集，进行统一管理，如下图：

图 3-46采集系统源点管理

图 3-47采集系统标签管理

3.建立WCS系统，与MES系统与、PLC系统对接，管理仓储输送任务，为PLC下达任务指令，如下图：

图 3-48WCS系统任务查询

图 3-48WCS系统任务查询

通过MES配料管理，实现原料实时输送、称重过程，通过从来料到送料、称料、生产、库存的管理，同时对生产投料、生产计划、生产执行、执行结果的跟踪监控，通过提取生产过程中的一些核心指标，将生产情况以数字化方式展示。

该项目是EPC总包项目，并且涵盖内容广、部分内容专业性强、合同项目工期紧等因素，导致项目组在承接项目后进行梳理分析，尤其是对成本经营分析这块采取了几个维度的策略处理：

拆分项目内容及选取供应商，基于项目特性及模块业务特点，将项目整体拆分为基础施工板块、机房建设&WiFi监控板块、

1.仓储物流板块、软件管理板块，其中基础施工板块主要包括项目电缆采购及施工、项目强电及弱电施工、现场改造及地面施工、土建及连廊等基础施工面，选取当地一家供应商负责。截图示意如下：

图 3-52模块&分包示意图

图 3-54叉车AGV读取RFID示意图

将写入物料批次数据RFID卡，固定在托盘上，在自动运输中，AGV取料、送料时，通过车上RFID读写器对物料信息进行识别和跟踪。同时配合现场安全交通红绿灯，实现对货物的实时监控和管理。这样可以提高输送效率，减少运输管理成本。

2.基于公司SGS项目进行经营分析，包括初期的GP0预算、项目定期滚动核算；一方面通过公司体系文件要求及操作指导手册进行指引，另一方面依托于公司SGS工具进行项目经营分析，从初期很低的项目边际贡献率逐步在项目组的管理下进行稳步提升。截图示意如下：

图 3-53边际贡献率示意图

3.在项目执行不同阶段采取不同应对措辞，在项目初期的情况下进行采购谈判降价及增加谈判话语权，中期执行时控制项目范围蔓延，后期增加执行效率及项目管理。

项目从开始到现在历时一年多，在这期间项目组一值秉持公司愿景，并结合现场后突出以“为客户创造价值、公司产生利润、团队增加沉淀、提高个人能力”，不仅培养了部门项目经理的管理人员，还增加了技术经验积累。

3.3.项目经验总结分析

3.4.项目示范点

图 3-55agv运行示意图

本项目集成了德方纳米公司和利时DCS系统7650条数据、6台电子秤、2台地磅、12台视频监控系统。管理人员随时可以通过办公电脑了解输送流程、称料、补料情况。现场一旦出现异常与偏差，PLC红指示灯、电视数据看板将以报警蜂鸣声、异常显示颜色等多种方式第一时间提醒相关人员，提高工作人员应急响应速度。通过画面回放、过程监控等功能工作人员可多方位监测生产数据，生产画面上可随时调出现场视频画面，管理调度人员可随时、全方位了解现场动态。

本项目为原料仓配料一楼、三楼、四楼提供全方位的WIFI覆盖，为PDA、AGV、电视数据看板、手机等终端提供更快速和稳定无死角的网络连接。

图 3-58无线AP管理示意图

图 3-60充电桩*数据看板示意图

中控的MES系统提供了全面、精细、直观的统计分析界面，不同岗位人员对应不同的信息看板，看板信息与工作内容高度匹配，为管理人员决策提供数据支撑，大大提高决策效率。

图 3-58无线AP管理示意图

图 3-61反应釜看板示意图

图 3-62物料转运看板示意图

图 3-63输送线状态分布看板示意图

胜华新能源科技（东营）有限公司互联网智能生产管理系统（MES）项目

胜华新材料集团股份有限公司（简称：胜华新材，股票代码：603026）原名山东石大胜华化工集团股份有限公司，前身是国家“双一流”学科建设高校—中国石油大学（华东）的校办企业，是能够同时提供锂离子电池电解液及电解液溶剂、溶质、添加剂产品的全产业链公司。自2002年成立以来，胜华新材围绕碳酸酯类产品，聚焦新能源、新材料领域，打造立体化完整产业链，纵向延伸精细化工品业务，横向开拓锂电新材料产品，形成锂电池溶剂、电解液、高端新材料三大业务版块。目前，公司在全球碳酸酯高端溶剂市场份额已超过40%，下游客户覆盖了全球范围内电解液龙头厂商，且与众多电解液客户的供应商建立了长期稳定的战略合作关系。项目建设的总体理念：以成熟的产品平台架构为基础，具有完善的安全备份策略保障体系，符合流程工业企业生产管理的基本流程业务实践，满足企业日常生产管理基本要求，并预留企业未来信息化新项目的扩展接口，具有企业特色的应用管理平台。

2020年加入中控从参加工作至今，先后实施海国龙油HSE项目、炼化公司智能工厂试点企业建设项目EPC总承包安全项目、利华益工业互联网平台项目（设备、安全、能源、实验室）、胜华新能源科技（东营）有限公司电解液MES系统及批次生产管理等项目，具备丰富的项目实施经验及项目管理经验。

通过生产执行系统的构建，将生产计划、生产操作、生产监控、生产计量、生产统计、生产调度、工艺管理、能源管理等业务环节形成闭环管理，形成生产计划、调度、操作一体化体系，在每一个生产周期内有序的推进生产过程，保证企业的劳动生产率。

通过生产执行系统的构建，加强企业生产管理的精细化水平，优化资源配置。通过优化企业生产管理五大资源要素：人、机、料、法、环的配置，从多维度实现提质、降本、增效、安全、绿色五大目标。

实施该系统后，可进一步提高企业生产信息的集成度与完整性，为生产管理人员提供多角度、全方位的生产实时信息，提高生产全过程的预测能力，提高生产平稳运行水平。

通过系统的自动化手段，实现各级生产效率的提高，所节约的时间可以支撑各级生产人员从原有的重复手工工作转向更有价值的生产分析与优化、成本跟踪、平稳控制、质量改善等工作，实现人员的赋能与升级“转岗”。

能够改善生产装置性能，提高企业业务流程敏捷性和技术管理水平，实现损耗监测，减少企业的加工损失，从而降低操作成本。通过生产分析和物耗桥分析等功能手段，实现平均物耗水平减低1%左右。

各装置各班组装置平稳率平均提高5%以上，自控率平均接近并维持在90%左右。

通过本系统的实施建设，最终可以达到用户要求的各个功能模块实现的效果（个别功能及界面展示样式以用户最终需求为准）。

本项目在网络架构设计上具有以下特点：

MES应用服务器具备多机高性能集群功能，确保系统运行可用性和高性能。

实现生产管理数据可以通过外网，以及手机端进行访问。

实现ERP及视频监控等第三方系统的集成。

胜华新能源科技（东营）有限公司MES项目内容涵盖supos平台、实时数据库、计划管理、调度管理、工艺管理、物料管理、能源管理、统计管理、领导驾驶舱、巡检管理等多个功能模块。各个功能模块的实施，

加强了对现场的管理（各装置实时数据）：本项目集成了胜华新能源科技（东营）有限公司11万余条数据，管理人员随时可以通过办公电脑了解现场生产情况。现场一旦出现异常与偏差，系统可通过工艺管理、报警中心等多种方式第一时间提醒相关人员，提高管理人员的掌控力。通过趋势图、历史数据等功能管理人员可多维度分析生产数据，管理调度人员可随时、全方位了解现场动态。

中控按照智能工厂整体规划的原则进行了整体功能设计，本期项目实施生产执行层MES，同时与ERP进行数据对接、与底层控制系统对接数据。平台预留后期APC、PID接口，支持持续智能工厂建设，避免重复投资。

应用系统应采用基于SOA的B/S架构，所有的系统模块基于一个平台进行开发和部署，并实现与公司其他信息系统进行用户统一管理、单点登录。

胜华新能源科技（东营）有限公司MES系统网络图

提高了管理效率，减少了不必要的资源浪费。

加强计划管理：生产计划制定应与公司生产经营战略协调一致，并以满足顾客的期望和市场需求为宗旨；生产计划制定要考虑生产车间的产能及检修周期；生产计划的各项目要易于计量和考核，保证生产的有序进行，完成生产任务。

2022年11月正式开始实施，在双方共同努力下，历时10个月达到投运条件。2023年8月8日，在胜华新能源科技（东营）有限公司举行MES系统上线仪式。

增强了调度管理：通过系统可以对全厂装置进行流程图集中监控，根据预设的规则自动报警；当需要进行生产调度时，可在线进行调度指令的编制、审核、发布、接收、反馈、确认闭环管理；生产管理人员可通过系统自动生成日报、月报等统计报表，并进行相关分析，从而对生产进行管理改进；同时通过搭建调度人员交流看板，实现岗位操作看板化管理。切实解决了调度人员痛点，让整个生产调度过程更高效、更透明、更快捷。

加强工艺监管：工艺管理主要面向工艺管理人员使用，主要是对操作人员的操作过程进行规范化管理、对操作过程进行记录、监控和进行操作绩效分析，最终的主要目标是保障装置平稳运行，提高产品收率和质量。

加强物料管理：物料管理模块涵盖了从装置、罐区到进出厂的全流程管理，物料流向明确，物料平衡清晰，使物料的采购、保管、使用、流转更加方便、明确、高效。

加强巡检管理：借助智能化巡检设备，实现巡检定位等功能，提高胜华设备状态跟踪实时化、精确化，提升巡检管理规范化、智能化。

加强物料管理：物料管理模块涵盖了从装置、罐区到进出厂的全流程管理，物料流向明确，物料平衡清晰，使物料的采购、保管、使用、流转更加方便、明确、高效。

1应急综合监控

应急监控大屏采用驾驶舱综合显示应急关键信息。以厂区三维地图为基础，整合辐射监测数据、环境状态、污染物浓度场可视化、危险源分布、人员位置分布、应急大事件、应急指挥序列等关键信息，为应急指挥提供综合的信息显示内容。

场内监控一张图直观展示生产相关重要数据、环境数据、机组状态、报警状态等相关综合监控信息。监控一张图配置跳转至其他系统过程监控流程图，具象显示相关系统实时状态信息。

人员车辆信息显示，能够在二维地图、三维地图上直观显示各应急集合点及各区域的位置及集合清点情况。能够在二维地图、三维地图上直观显示各集合点的应急车辆清点情况及应急车辆位置的变化。

环境气象数据显示，能够在二维地图、三维地图上直观显示监测点的空间布置情况及监测点的数据。

视频监控信息显示，能够在二维地图、三维地图上直观显示视频监控点的空间布置情况。

应急资源信息展示，能够在二维地图、三维地图上直观显示应急资源信息，包括车站、学校、医院、应急 设施及其设备等。

应急撤离路线，能够在二维地图、三维地图上直观显示应急撤离路线。

应急计划区 能够在二维地图上直观显示食入应急计划区、烟雨应急计划区外区、烟雨应急计划区内区。

辐射评价，能对辐射后果评价软件的计算结果文件进行可视化，并在地图上进行展示。

1.4人员定位系统

定位系统实现人员及车辆定位相关综合管理、显示、清点等功能：

电子围栏功能，能在地图上显示紧急集合时的区域范围；

人员定位功能，能实时显示人员在实际中的位置并且在地图上进行显示；

统计功能：总人数及名单、各集合点的总人数及名单、各部门和单位的人数及名单、可能的失踪人员人数及名单；

签到功能：能够自动识别集合点范围内或电子围栏内应急人员信息自动签到，并且提供补签功能，在人员定位不精确的情况获取设备损坏情况下进行终端补签获取系统补签；

车辆实时定位功能，并且在地图上进行显示；

提供模拟演练和工况全局配置项；

后台建立调度将获取的数据保存到相应关系表；

展示机组状态、环境状态数据，以图形、表格、曲线方式进行展示，并且具备统计、查询、打印功能；

通过将实时参数和模拟机参数与运行技术规格书和SAMG中的各限值比较分析出报警，并且形成机组状态报警单，具备确认和消音功能；

与外部音效系统进行关联，报警后将报警信息推送并且形成报警声音与闪烁。

1.6消防、环境、气象

应急辅助决策系统通过与环境监测中央站的气象环境数据接口获取气象环境信息，同时与场区环境监测系统实时通讯获取即时环境数据；经过整合后在地图上显示气象点位置，并且点击后可以查看实时的详情信息（表格、实时趋势显示）。系统与消防系统进行联动，将消防资源纳入应急资源管理，并在地图对应位置显示消防资源信息。

2应急辅助决策

在核电厂事故情况下，堆芯损伤评价系统通过获取电站监测设备得到的数据与电厂运行历史记录，对堆芯损伤程度进行定性和定量分析。

堆芯损伤评价系统主要利用严重事故源项和实时监测数据对堆芯状态进行实时评价，定量分析损伤份额。应急辅助决策系统应为堆芯损伤评价系统提供单独的画面或画面组，用于评价参数调用和评价结果的显示。应急辅助决策系统为堆芯损伤评价系统、环境事故后果评价和操作干预水平提供数据通讯和信息传递功能，用于堆芯损伤评价系统计算参数获取及评估结果传递。

堆芯损伤评价、事故后果评价和操作干预水平共用一个服务器，接收到来自应急辅助决策系统服务器的机组参数，堆芯损伤评价软件调用后进行堆芯损伤计算，计算完成后将结果通过堆芯损伤评价和事故后果评价服务器传递给应急辅助决策系统服务器进行显示。同时，经堆芯损伤评价得到源项数据存储到堆芯损伤评价等系统的服务器中，作为事故后果评价的源项数据文件。

2.3应急辅助等级判断

应急辅助决策系统从机组接收各工艺系统实施参数、实时辐射监测参数、气象信息、辐射污染状况、防护行动信息、严重事故管理监视相关信息、事故后评价系统信息、堆芯损伤评价系统信息判断应急状态等级。

系统能提供自动判断和人工交互确认以及完全人工确认两种工作模式。当满足初始条件和应急行动水平之后，系统能够自动报警，提示需要进入的应急状态和满足的初始条件和应急行动水平，引导操作人员确认状态并进行审批流程后宣布进入应急状态。这种模式必须经操作人员手动确认后方可生效。 系统也可以完全人工确认的工作模式进行自动判断，主要适用于系统无法自动判断的情况。

利用实时传输的机组参数（包括特定的物理参数和相关安全系统的状态的参数以及附加的计算参数），通过分析重要安全功能（如次临界、一回路水装量、余热排除和安全壳功能）的状况，诊断三道屏障的状态。

环境事故后果评价利用反应堆源项数据和大气弥散对核电厂事故后的放射性释放做剂量估算与评价，并将计算结果送入应急辅助决策系统。环境事故后果评价计算软件计算完成后将相应的计算结果传输至服务器，应急辅助决策系统设置专用的画面显示核电站核事故场外辐射后果并于评价系统的计算结果进行必要的逻辑计算比较给出应急建议，为应急人员的相关决策提供一定的依据。

核电厂应急响应与辅助系统（计算分析评价部分）可对事故工况进行诊断，初步判断应急状态等级，根据事故进程的发展分析释放源项，评价辐射后果，判断受影响区域范围，提出场内外应急防护行动建议，为应急决策提供技术支持。

3.2应急响应

根据应急辅助决策系统反馈条件和应急行动水平的四种识别类，应急响应提供模拟演习及事故工况状态下从应急启动到应急终止整个过程中的各个业务流程的管理，为事故响应及应急演习演练各个功能提供信息化支持，通告以及报告的编校审批流程，发布及对外传真等重要业务流程提供信息化支撑。

当系统进入应急状态时，系统根据当前状态作为初始态势，为相关应急岗位生成各项应急待办任务，并为各项任务的流程提供信息化支持，应急任务的生成及流转逻辑说明如下:

当应急状态首次被触发时，系统将根据模版，给不同岗位人员发送短信通知，短信内容明确了待命/启动状态，启动就位地点等关键信息。

3.3应急预案管理

应急预案管理提供预案流程建立，应急任务分配管理，应急演练预案管理、应急预案启动及应急预案启动记录管理等相关功能。

为核电厂应急指挥提供一个高效、完善的信息化平台，完成从应急预案启动、应急指挥、应急响应、应急处置与救援等全过程的信息管理；对应急指挥系统内外组织或单位进行任务分派或请求，并跟踪其响应；根据态势发展，协调应急工作并跟踪执行。对应急事件信息、执行信息进行采集、处理和传递；为决策者提供事件处理进展、态势等信息内容，辅助决策。

应急指挥过程中，系统根据实时机组状态、环境状态、应急任务执行状态、应急资源状态进行实时跟踪，综合评估给出行动风险提示，综合应急态势评估行动风险。

3应急指挥

根据电厂初始条件和应急行动水平的四种识别类，全程模拟应急响应行动。应急响应行动的模拟界面应与实际应急辅助决策系统的显示方式和操作界面完全一致。不同之处主要在于演习相关的机组数据、气象数据等的来源。数据来源有实时数据、模拟机数据、人工录入仿真数据。

首次启动时，系统后台将自动给相关单位和部门发送应急启动通知的传真文件。

系统根据不同的应急状态等级，为不同的应急岗位生成不同的应急流程任务，如“对外应急通告”/“对外应急报告”表单的起草通知等。

不同岗位人员根据相关规程对相应的应急表单进行编/校/审批工作。

系统确定应急状态后，能够触发应急通知系统发送应急短信通知。可由相关负责人员录入回复情况，并显示启动到岗状态；同时，还会触发广播系统进行相应应急状态的全厂广播通知，该通知必须经相应的人员确认后才可发出。

系统能够根据确定的应急状态及获取的工况等参数，自动生成应急通告与报告的表格，相关负责人可进一步编辑，具备审批和任务自动提醒功能，并在电子签发后通过传真自动发送场外应急组织和有关单位。为了便于使用，增加可视化的流程操作图展示，以便提醒用户各个阶段操作。

应急报告模块主要由应急报告，模板管理，传真单位管理，传真管理等部分组成。功能包括：

应急报告：查询、新建、校对、审批应急报告；修改电子签名；传真、PDF传真应急报告；

模板管理：查询、查看、新增、修改、删除应急文档模板；

传真单位管理：增加、修改、删除、查询传真单位；

传真管理界面：传真、PDF传真应急文档；传真状态查询。

核电厂应急资源管理，包括应急物资、应急装备、应急队伍等内容。应急物资包括消防设施、生命支持、动力燃料、工程设备、临时食宿、污染清理、防护用品、救援运载、生命救助等；应急装备包括危化品、职业病防护等。

系统提供应急大事记模板，依据获取的关键信息自动生成大事记条目，如应急状态分级、场内外应急防护行动建议等，自动生成的大事记能够进行编辑和录入。系统能够实时将大事记滚动显示在界面供相关人员查阅和浏览。

移动应用数据录入模块主要包括事故序列录入、环境巡测数据录入等。作为数据录入的终端，APP后台具备数据发送机制，通过专线链路，将录入的数据传输到应急平台的中心数据库中，并在应急平台界面上进行展示。

1.1 企业简介

宁夏新化化工有限公司为浙江新化化工股份有限公司（简称“新化股份”，股票代码：603867）的全资子公司，成立于2020年4月，公司主要从事合成香料、有机磷等精细化工产品的生产、研发和销售。

宁夏新化化工有限公司实行过程监控、经营管理、决策分析和协同管理的管理结构，日常由运营决策层负责，下属车间执行层由生产管理、物料管理、质量管理、设备管理、安全管理、危化品管理、能源管理、监控管理等各模块共同协调执行，形成了运营管理层、车间执行层、车间控制层，层层递进相辅相成的生产管理模式。

1.2 项目背景

秉承公司秉持“健康、安全、绿色、环保”发展理念，打造宁夏新化化工数字化智能制造平台，消除车间各专业“信息孤岛”，通过工业互联网平台实现多业务信息系统集成和有效数据融合，在规划时宁夏新化对于“烟囱式”信息系统建设基于MES生产执行系统功能的APP平台进行有效的监控。从产品质量信息、生产数据从底层现场设备数据采集到过程控制优化，再到执行应用和顶层数据分析，最后到公司决策的辅助等各环节的数据流转，使公司数据信息传递畅通无阻，实现数字化的“一网到底”。同时，数字化平台规划建设在安全管理、环保管理、物流管理、生产指挥、应急处置等方面实现数据智能联动、能源计量行产质量等方面自动统计报表、生产质量管理数据分析模块和仿真培训方面模块等。

通过公司互联网平台的全信息数字化集成能力，对车间实体进行统一标准化数据建模，把生产车间、生产装置、生产操作步序、运行设备与控制设备、原料与产品质量、产品追溯与客户管理，直至生产产品链上下游相关数据信息紧密地连接融合起来，从而提高效率，推动整个制造业体系智能化，全面促进企业的数字化智能制造转型升级。

2019年进入中控，负责工程项目实施。先后实施传化大江东智能制造项目、之江新材料智能工厂项目、信汇新材料卓越运营项目，业务内容涉及广泛，获得用户认可。于2020年获得中控新秀，多次获得技术积累评比奖项。

在前期的调研过程中，我们了解到宁夏新化目前的主要需求是基于“五位一体”，“双重预防”的政策背景下开展安全管理模块的建设。基于这样一个背景，本项目安全环保模块对工厂整体安全状况全方位的实时监测，给安全管理部门提供了及时的预警信息和合理的工作指导，帮助安全管理部门及时发现隐藏的安全风险，提高工厂对重大事故风险监控的能力等级，辅助应急响应，降低事故损失，摆脱以人的安全意识为核心的粗放模式所造成的人为疏忽事故，实现以标准工作流程驱动的主动安全管理模式，规范工厂安全管理业务，为工厂的安全生产保驾护航。

利用新一代信息技术的赋能作用，通过数字化转型实现企业价值体系优化、创新、重构，不断提升存量业务，实现效率提升、成本降低、质量提高的实现企业高质量发展。这是宁夏新化数字化车间建设的出发点，也是数字化车间建设的落脚点。通过数字赋能把宁夏新化打造成国内香料行业数字化智能车间，处于领先的标杆生产基地，同时也为新化公司今后建设数字化车间打造智慧企业提供样板。

1.3 项目目标

拓展和完善现有的定制型系统和平台——建成具有香料生产特征的工业大数据平台、能源管理优化系统（EMS）、生产制造执行系统（MES）等系统平台，下一步将持续完善和应用好现有系统平台等，为其在香料生产中的成功推广应用提供范本和借鉴。

推动新化集团的全面数字化发展——在项目推动下，通过有机结合大数据和制造业，构建数字化发展新引擎，打造了行业的“灯塔工程”。该工程通过数据的全量采集整理、识别、筛选进行趋势性分析，为生产管控、质量管控、经验决策等提供支撑，实现数据的“全局可视、全局可析、全局智能”，推动了传统制造业转型升级驶入“快车道”。

提升管理效能——实现管理过程的信息化、透明化，管理人员对于现场的控制、沟通更加方便快捷，对于即将发生的订单和生产加工的作业监控更加精准。生产设备的高度智能化、自动化，通过数据自动采集、分析，实时下达或变更生产计划，提高设备的利用率，能极大地提升整体管理效能。

提高产品质量——项目的系统运用，提高了现场发生事件的可见度，能及时反映质量问题，减少不合格品的产生，产品的生产历史可追踪，这就给企业提供了修正工艺方案的途径，可以进一步调整方案，从而达到提高产品质量目的。

降低生产成本——数据自动收集，替代大量的人工统计和手工报表等作业，不但提高准确度而且大大提高工作效率，同时通过数据分析，对生产过程、设备、工艺进行合理管控，降低能耗，减少损耗，节约原辅材料，降低生产成本。利用APC卡边技术加BATCH温控模块，使反应釜装置与精馏装置运行更平稳产品质量更加稳定，根据产品不同生产时间与蒸汽用量减少10%～15%之间。通过软件平台对订单、采购、库存等精细化管理，以实时掌握原材料的库存及成品库存情况，提前制定采购计划，为订单生产做好必要准备，同时避免原材料和成品的库存积压，提高资金周转效率。

2022年3月正式签订合同，召开项目启动会；

2022年12月完成业务蓝图设计及汇报；

2023年6月完成所有功能上线，系统全面试运行；

一、设备管控平台

通过该系统，实现了对设备的跟踪、监控和维护，提高设备的使用效率和延长设备寿命，同时减少设备故障和损坏的风险，降低设备运营成本和维修费用，确保设备始终处于受控状态，保证设备可靠运行及本质安全。

根据设备全生命周期管理系统，我们建立设备从规划、设计、制造、安装、调试、使用、维修、改造、升级更新直至报废的全过程管控体系；记录设备全生命周期中的设备图样、方案说明、凭证、技术资料和记录等“静态信息”，同时也对设备投入运行后的所有相关“动态信息”进行管理记录。

组织范围：宁夏新化化学有限公司

功能范围：设备管理、安全管理模块。

集成外部系统：AD域、PI系统、OA、SAP、WMS、ESB、五位一体等。

二、应急指挥、协同指挥的指挥平台

平台内容包含指挥调度应急信息的交互和应急资源搜索（包含：生产信息、人员信息、环保信息、应急处置信息、视频信息、应急物资、装备、应急队伍、外部机构与通讯信息、紧急集合点、救援路线等资源信息），整合企业应急需要用到的物资、装备、人员、队伍、外部组织机构，结合厂区GIS地图定位，形成各个指挥专题图，实现辅助应急决策、协同指挥。

根据管控需求，新化宁夏工厂可利用标准库建立各类安全隐患排查工作任务，通过手机移动端，检查人员实时将检查情况上传系统，各级安全管理人员可根据检查出的安全隐患形成隐患清单，通过企业线下的隐患治理来跟踪落实隐患整改，形成闭环管理。

提高设备维修的工作效率和可靠性，为安、稳、长、满、优运行，实时监视设备运行状态，自动报警设备异常信息，规范设备巡检维护作业，从而减少设备故障率，延长设备使用寿命，提高设备工作效率。中控技术supOS系统安环管理模块是根据生产过程的安全和环保要求进行设计和开发，主要集成DCS数据、可燃气体和有毒气体的检测数据、消防报警、可燃气体监测、环保监测、气象监测等实时数据信息，基于厂区地图展现危险源、消防设施、应急装备、现场作业、人员分布、视频监控等专题图，实现企业全方位的安全环保监控，并提供实时报警信息，提醒值班人员及时处置。

三、数据采集

宁夏新化工厂通过设备管理快对设备的全生命周期进行管理。通过设备全生命周期管理，宁夏新化工厂可以更好地规划设备采购、部署、维护和报废等环节，从而实现成本的控制和优化。合理的设备规划和采购策略可以避免不必要的设备浪费和重复购买，而有效的维护和更新措施可以延长设备寿命，减少维修和更换的成本。通过定期的维护、升级和监控，设备全生命周期管理可以确保设备处于良好的工作状态，提高设备的可靠性和性能。及时的故障排除和性能优化可以减少停机时间，提高生产效率和用户满意度；划和布局可以减少工作流程中的瓶颈和冗余，提升工作效率；而设备的性能优化和升级可以提供更好的工作体验和支持。

四、隐患排查体系

五、设备全生命周期管理

橡胶-天然橡胶杂胶、杯胶加工生产线，标准胶加工处理流程讲解视频

请使用手机端或切换外部网络观看

请使用手机端或切换外部网络观看

请使用手机端或切换外部网络观看

水泥-水泥制作全过程视频

请使用手机端或切换外部网络观看

请使用手机端或切换外部网络观看

请使用手机端或切换外部网络观看

为更好服务集团客户，将前期集团客户共同制定的标准化内容和项目实施中的统一要求，进行明确的分类存放。 该标准化文件将大大方便后续项目参考，确保项目实施的标准化，助力降本增效。

2024年第三季度行业成果

工程设计标准化导则已评审完毕发布。

五套流程图图例，现已上传模板市场

目前行业应用知识库知识完备度达到74%

总体到达三季度目标

望大家多多提建议和需求

总访问量：23001次

复杂控制示例30个

综合控制示例31个

配套通用全局功能块20余个

访问量：2679次

知识完备度到达74.15%

行业谱系访问量：17424次

行业资料库访问量：39929次

类目清晰，快速定位，有效参考，助力提效。

工程管理部参加东北大区工程会，共同交流行业、标准化、设计、工具、监理、项目管理、项目运营数据等议题。

在三季度，煤化工、盐化工、油气、食品医药、造纸、冶金、空分和能源电力等多个行业纷纷举办了各自的行业沙龙活动。活动中，各大区的同行业专家齐聚一堂，提出了许多宝贵的见解和需求，为行业的未来发展注入了新的活力和思路。

目前累计收集需求65条，其中解决20条，移除3条，其余仍在跟踪推进中。

每一条意见和需求都是为行业建设添砖加瓦

为公司产品完善提供强而有力的实践支撑

期待您的宝贵意见和需求！

行业技术与应用

素材征集中

本刊长期接受工程行业总结素材，包含但不限行业工艺、解决方案、行业封装专业模块，案例分享、各业务端行业取得的成果等图文视频等资料。

欢迎各工程业务端同事积极投稿，一经采用给予奖励。

投稿方式

邮箱：

sup_engdesign@supcon.com

songbin@supcon.com

汇聚行业精华

打造匠心工程