2024 年.第 1 期 胡根洋．乙烯装置甲烷化工艺运行对比分析 - 47 -

3 高、低温甲烷化催化剂运行分析

3.1 高、低温甲烷化反应的影响因素

3.1.1 入口压力的影响

从顺序流程角度来看，无论采用高温甲烷化工

艺还是采用低温甲烷化工艺，两者经裂解气压缩机

压缩后，经过前冷系统，再到甲烷化入口，两者的

阻力降相差不会太大，这也决定了甲烷化入口压力

基本一致。文献研究认为 [2-4]，若反应进料组成稳

定，CO 甲烷化反应温度在 127～327 ℃，反应压

力在 0.1～2.0 MPa 时即可完全反应。但实际生产

中，氢气压力的波动必然导致前冷温度变化，进而

粗氢中的乙烯组分含量上升，导致反应器运行不稳

定。因此，实际运行过程中，氢气压力的波动会引

起反应物料组分的变化，进而影响高、低温甲烷化

反应效果。

3.1.3 CO 浓度的影响

若投料前没有做好预硫化，在蒸汽深度裂解过

程中，尤其是乙烷等气体炉蒸汽裂解时，裂解原料已

经完全脱硫，含硫化合物可以使炉管表面钝化，抑制

管壁镍等金属的催化效应，粗氢中CO含量会快速

增加。随着CO进入甲烷化反应器含量增加，床层

反应温度也随着CO浓度增大而升高。此时需协调

上游单元调整硫化物注入量，同时通过调整甲烷化

入口旁路或者加热蒸汽甲烷流量来控制床层温升。

表 3 高、低温甲烷化工艺参数对比

项目 压力 /

MPa

入口

温度 /℃

出口

温度 /℃

粗氢流量 /

kg·h-1

低温催化剂设计 3.26 170 190 7 178 ～ 7 872

低温催化剂 3.26 165 173 7 800

高温催化剂设计 3.31 288 319 4 872 ～ 5 267

高温催化剂 3.47 250 258.2 5 800

表 4 高、低温甲烷化原料组成

项目 H2，%

（v）

（C2H4 ＋ C2H6）/

（ml/m3

）

H2O/

（ml/m3

）

CO，%

（v）

低温催化剂设计 95.2 0 0 0.3

低温催化剂 ＞ 95 ＜ 0.1% ＜ 1 0.1

高温催化剂设计 95.5 0 0 0.44

高温催化剂 ＞ 95 ＜ 0.1% ＜ 1 0.09

3.1.2 入口温度的影响

高、低温甲烷化催化剂的反应温度低于150 ℃

时，Ni 基催化剂与 CO 反应会有羰基镍 Ni（CO）4

生成，从而使催化剂失活。

Ni（CO）4形成的反应方程式如下：

Ni＋4CO→Ni（CO）4＋Q

因此催化剂装填完成后要先用惰性气体氮气对

床层进行升温，将反应器床层温度升至一氧化碳和

镍反应的临界温度以上，避免催化剂与粗氢在低温

下接触生成剧毒物质羰基镍。

综合考虑能耗及工艺操作，2#

乙烯低温甲烷化

入口温度设定在165 ℃，同时低温甲烷化入口设有

低温联锁保护，温度过低时可以保护催化剂，防止

羰基镍生成。高温甲烷化催化剂正常操作温度控制

在250 ℃，因其远离羰基镍生成温度，工艺操作波

动造成入口温度低于150 ℃可能性较低，入口未设

置低温联锁。

3.2 蒸汽耗量对比

3.2.1 高温甲烷化蒸汽消耗量计算

粗氢进料流量取年平均5.8 t/h，进高温甲烷化

反应器入口温度250 ℃，出甲烷化反应器温度取年

平均258.2 ℃，床层温升8.2 ℃。超高压蒸汽进入高

温甲烷化进料换热器加热，超高压蒸汽冷凝成中压

凝液外送至低压凝液罐。

甲烷化入口加热的超高压蒸汽压力经温度控

制阀节流后从11.0 MPa降为1.45 MPa，温度从505

℃降至 465 ℃。因无流量计可以直接表征超高压

蒸汽耗量，用Aspen软件计算出粗氢比热容Cp粗为

11.225 kJ/（kg·k），超高压蒸汽的比热容Cp超为2.283

kJ/（kg·k）。计算公式如式（1）所示。

Q＝K×Cp×（T出– T入） （1）

T＝t＋273.15 （2）

式中：Q为热量，kJ/h；K为流量，kg/h；Cp为

比热容，kJ/（kg·k）；T为温度，K；t为温度，℃。

通过计算加热粗氢使用热量Q1为2 668 116 kJ/h。

利用 Q1及上述公式计算出需要消耗超高压蒸汽量

K1为4 547.42 kg/h。

3.2.2 低温甲烷化蒸汽消耗量

低温甲烷化反应器设计进料流量7.8 t/h，为表征

不同负荷下蒸汽耗量的变化，分别取不同负荷比较。

- 48 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

从表 5 可知，当粗氢中 CO 浓度变化不大时，

粗氢入口流量的变化对蒸汽耗量变化不大，蒸汽耗

量基本维持在0.97～1.1 t/h之间。

从表6可知，使用低温甲烷化工艺，每生产一

吨乙烯可降低乙烯装置能耗0.002 09 kgEO/t，一年

可以节省蒸汽30 195.7 t。按当前超高压蒸汽价格

206.94元/吨计算，一年可节省624.86万元。

此外，低温甲烷化入口操作温度只有165 ℃，

表 6 高低温甲烷化能耗对比

项目 乙烯产量 （/ t/h） 蒸汽等级 蒸汽用量（/ t/h） 折算系数 /（kgEO/t） 能耗消耗（/ kgEO/t）

低温甲烷化 125 中压蒸汽 1.1 80 0.000 7

高温甲烷化 150 超高压蒸汽 4.547 92 0.002 79

表 5 低温甲烷化不同负荷下对比

项目 70% 80% 90% 100%

粗氢入口流量 /（t/h） 5.46 6.24 7.02 7.8

蒸汽耗量 /（t/h） 0.974 1.13 1.05 0.988

入口 CO 浓度 /（mol%） 0.14 0.109 0.105 0.114

入口控制温度 /℃ 164.9 165 164.9 164.9

出口温度 /℃ 173.2 172.7 172.1 172.7

故在装置开车时，催化剂床层升温以15 ℃计，可以

节省5.6 h的升温时间，也节省了N2的消耗。

4 结语

（1）国产 BC–H–10 低温甲烷化催化剂已成功

应用于多套乙烯装置，在工业应用中表现出床层反

应温度低、开车时间短、无需使用超高压蒸汽等特

点，现场运行风险低，装置的安全性和稳定性高。

（2）使用低温催化剂时，需要中压蒸汽加热，

蒸汽需求的品质更低，蒸汽耗量也更省，预计可节

约624.86万元/年，装置运行成本明显降低。

（3）因高温催化剂转化为低温催化剂无需更换

反应器，催化剂使用前也不需要专门的还原操作，

所以2023年1#

乙烯大修直接使用低温催化剂替代原

有高温甲烷化催化剂，经济效益明显。

参考文献

[1] 王松汉．乙烯装置技术与运行[M]．北京：中国石化

出版社，2009：666-670.

[2] 孙晓明，李永超，文兆安，等．羰基镍的形成原因分析

及预防措施[J]．齐鲁石油化工，2015，43（1）：48-50.

[3] 崔晓曦，曹会博，孟凡会，等．合成气甲烷化热力学

计算分析[J]．天然气化工.（C1化学与化工），2012，

37（5）：15-19.

[4] 黄永利．富氢体系中甲烷化反应器工况的模拟分析[J].

天然气化工．（Cl 化学与化工），2014，39（3）：21-

24+41.

[5] 黄永利．高低温甲烷化催化剂工业应用对比分析 [J]．

天然气化工．（Cl化学与化工），2016，41（6）：91-94.

[6] 田志伟，汪圣甲，刘庆 . 煤制天然气甲烷化工艺技术

研究进展[J]．化学反应工程与工艺，2017，33（6）：

559-565，570.

[7] 刘玉玺，卿山，赵明，等．甲烷化技术的研究进展[J].

应用化工，2021，50（3）：754-758+764.

[8] 焦伍金，汤佳香，刘圣刚．国产甲烷化低温催化剂

在乙烯装置上的应用[J]．乙烯工业， 2012，24（2）：

62-64．

[9] 刘先壮，于泳．低温甲烷化催化剂的工业应用[J]．乙

烯工业，2010，22（3）：57-60．

[10] 张文胜，戴伟，王秀玲，等．新型甲烷化催化剂的研

究[J]．石油化工，2005，34（S1）：115-116．

摘  要：利用动力学方程参数，在 ACM 环境中建立了丙烷脱氢的反应器模型，分析了反应器温度分布、

丙烷转化率、反应产物组分沿反应器径向和轴向的变化。将ACM建立的反应器模型封装后导入

Aspen中，在Aspen环境中建立了丙烷脱氢反应工段四台串联反应器（1#

～4#

）的流程，分析了反

应器出口温度、进料H2/HC对反应过程的影响。分析结果表明，提高3#

、4#

反应器入口温度对提高

丙烷转化效率要高于1#

、2#

反应器；提高4#

反应器入口温度丙烯选择性降低最少，其次是3#

反应器。

降低进料中H2/HC的比例有利于丙烯的生成，提高丙烯产量，但同时会加速催化剂上焦炭的形成，

造成催化剂活性降低，需要对丙烯选择性和催化剂寿命做均衡考虑。

关键词：ACM 丙烷脱氢 Aspen 流程模拟 反应动力学 流程分析

基于 ACM 丙烷脱氢反应过程的模拟

苏佳林，王韧韧，刘琼

（北洋国家精馏技术工程发展有限公司，天津 300072）

收稿日期：2023-01-04

作者简介：苏佳林，硕士，工程师。目前从事化工工艺设计工作。

通讯联系人：苏佳林，tj_sujialin@163.com。

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 过程优化 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

Simulation of Propane Dehydrogenation in a Moving

Bed Reactor using Aspen Custom Modeler

Su Jialin，Wangrenren，Liuqiong

（Pei-yang National Distillation Technology Co., Ltd，Tianjin 300072，China）

Abstract: A reactor model for propane dehydrogenation was developed using ACM according to kinetic data, and

the results showed that the calculated values were in good consistent with the operation data. According to the reactor

model, the reactor temperature distribution, propane conversion, and the variation of reaction product fraction along

the radial and axial directions of the reactor were analyzed. The reactor model established by ACM was encapsulated

and imported into Aspen plus, and the simulation of propane four series dehydrogenation reaction section（1# ～ 4#

）

was established, and the effects of reactor outlet temperature and H2/HC in the device feed on the reaction process

were analyzed. The analysis results showed that increasing the inlet temperature of reactors 3#

and 4#

was more

effective than reactors 1#

and 2#

in improving propane conversion; increasing the inlet temperature of reactor 4#

had the least decrease in propylene selectivity, followed by reactor 3#

. Lowering the H2/HC in the device feed is

beneficial to propylene production and improving propylene yield, but it also accelerate the formation of coke on the

catalyst and cause the catalyst activity to decrease, which requires a balanced consideration of propylene selectivity

and catalyst life.

Keywords: ACM；propane dehydrogenation process；Aspen；process simulation；reaction kinetics；process analysis

引用格式：苏佳林，王韧韧，刘琼．基于 ACM 丙烷脱氢反应过程的模拟 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：49-55.

- 50 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

丙烯作为非常重要的化工基础原料，广泛应用

于合成纤维、聚酯塑料等化工产品[1-3]。当前丙烯的

生产技术主要有裂解制丙烯、甲醇制烯烃、烯烃歧

化及丙烷脱氢，其中丙烷脱氢技术由于反应简单、

产品收率高、生产成本低等特点，受到越来越多的

重视[4-6]。丙烷脱氢目前分为固定床工艺、移动床工

艺和流化床工艺，其中Catofin固定床工艺和Oleflex

移动床工艺应用最为广泛[7-11]。

许多研究人员对移动床丙烷脱氢过程进行过模

拟计算，并取得了较好结果[12-18]。由于丙烷脱氢反

应过程涉及到多个非线性方程的求解，因此往往需

要借助数值计算软件，如MATLAB等。建模不仅需

要对反应过程进行模拟，同时为计算相应的热力学

性质，如焓值等，还需要建立相应的热力学计算程

序，过程较为繁琐，方程的求解也相对复杂。

Aspen Custom Modeler（以下简称ACM）作为

Aspen的一个组件，是一款基于联立方程法开发的

模拟软件[19-20]。ACM不要求过高的编程能力即可开

发用户模型，而且可直接调用Aspen中丰富的组分

和物性数据，使得建模过程十分方便。运用联立方

程法进行求解，求解效率高。采用ACM 建立的模

型可直接封装作为Aspen软件的模块使用，使用更

加直观，也为后续进一步的计算提供很大便利。

采用文献中报道的丙烷脱氢动力学数据，并根

据实际工况进行调整，在ACM 环境下建立移动床

丙烷脱氢反应模型。将该模型封装后导入Aspen中

对移动床丙烷脱氢反应工段进行模拟计算，分析反

应器进料温度、H2/HC比例对反应工段的影响。

1 移动床丙烷脱氢

工业移动床丙烷脱氢装置包括四台串联反应

器，由于丙烷脱氢过程为气相吸热反应，每台反应

器入口采用加热炉提供热量，简化流程如图1所示。

经加热后的原料气从底部进入反应器，催化剂则依

靠重力从反应器顶部进入，原料气以径向通过催化剂

层，反应气通过加热炉后进入下一台反应器。催化剂

自底部收集后进入下一台反应器中，自最后一台反

应器收集后进入再生装置进行再生后循环利用[9]。

2 丙烷脱氢反应过程模型

2.1 反应动力学

丙烷脱氢反应为平衡反应，反应过程为强吸热

过程。当前已经有很多学者对反应过程的动力学进

行了研究[13, 22-25]，并进行了相应的模拟计算，但研

表 1 丙烷脱氢反应热

序号 反应式 25 ℃下反应热 /（kJ/mol）

1 C3H8 ⇌ C3H6＋H2 124.39

2 C2H4＋H2 → C2H6 -136.33

3 C3H8 → C2H4＋CH4 82.67

图1 移动床丙烷脱氢流程

⭏޽ࡲॆۜ

৏ᯉ≄

৽ᓄ≄

1#

৽ᓄಘ 2#

৽ᓄಘ 3#

৽ᓄಘ 4#

৽ᓄಘ

1#

#2✝⚹ ࣐

#3✝⚹ ࣐

#4✝⚹ ࣐

⚹✝࣐

究的反应温度低于实际反应温度，因此需要根据实

际过程进行调整。为简化计算过程，该文中考虑的

主要反应及反应热如表1所示，相应的反应动力学

参数如表2所示。

以上式中：PA为组分A的分压，kPa；T为反应

温度，K；R为气体常数，J·mol-1·K-1。催化剂活性a

2024 年.第 1 期 苏佳林，等．基于 ACM 丙烷脱氢反应过程的模拟 - 51 -

表 2 丙烷脱氢主反应及副反应动力学方程及相关参数

序号 反应动力学 相关参数计算

1 -γ1＝ak1（PC3H8

– Keq

PC3H6

PH2

）

反应平衡常数：Keq＝exp（20.5596 –14.278/T），kPa

反应动力学常数：k1 ＝23.863exp（ RT

–31 978 ），kmol/（m3

·h·kPa）

2 -γ2 ＝k 2PC3H8 反应动力学常数：k2 ＝1.576×106

exp（ RT

–141 940 ），kmol/（m3

·h·kPa）

3 -γ3 ＝k3PC2H4

PH2 反应动力学常数：k3 ＝3.516×107

exp（ RT

–149 410 ），kmol/（m3

·h·kPa）

图2 反应器模型

Δz

Δr

r

z

Δr

Δz

ࡲॆۜ

CA|V

HV

ΔV

CA|V+ΔV

HV+ΔV

为与温度、操作时间等有关的参数，由于该文主要

为稳态模拟，为简化过程，该文对催化剂活性参数

a采用了固定值，根据实际数据进行了调整，1#

～4#

反应器分别为0.24、0.28、0.44、0.70。

2.2 物料衡算和热量衡算

移动床丙烷脱氢为径向反应器，催化剂位于同

心的环形区域内，反应气沿径向自内向外通过催化

剂床层。经研究发现同时考虑径向和轴向变化，结

果更准确[13, 21, 26-27]。当前的径向反应器即考虑径向

和轴向变化，计算将反应器沿径向和轴向（即 L）

分为 i 段和 j 段进行计算，这样就将反应器分为若

干个环形区域，反应器模型如图2所示。对每个环

形区域分别依 2.1 节中反应动力学进行求解，同时

考虑物料平衡和热量平衡，同一轴向高度沿径向自

内向外逐段计算，前一段反应产物组成、温度和流

量为下一段反应原料的组成、温度和流量。物料衡

算、热量衡算式和分段计算如公式（1）～（5）所示：

CA|V＋∆V＝CA|V＋（–γ）∆V （1）

HV＋∆V＝HV＋（–γ）∆V∆Hr （2）

∆r＝（R2-R1）/i （3）

∆z＝L/j （4）

∆V＝π∆z∆r（2r＋∆r） （5）

式中：CA为组分A的摩尔流量，kmol·h-1；ΔV

为沿反应器轴向和径向的体积变化，m3

；γ为表2中

相应的反应速率，kmol·m-3·h-1；H 为进出的焓值，

kJ·mol-1；ΔHr为反应热，kJ·mol-1；Δr和Δz分别为

径向和轴向的变化，m；R2为反应器外径，m；R1为

反应器内径，m；L为反应器催化剂总高度，m；r为

距反应器圆心的半径，m；z为距离反应器轴向入口

长度，m。

丙烷脱氢过程中均为非极性碳氢化合物，因

此焓值的计算可以采用状态方程，在ACM 中调用

Peng–Rob方程用于计算相应的焓值。

不同温度的反应热采用式（6）计算：

d∆Hr＝∆rCpmdT （6）

式中：∆rCpm为相应组分的热容，是温度的函

数。将以上公式整理成与温度相关的函数[15]。

∆rHn

（T）＝A1＋A2×10-3T＋A3×10-6T2

＋A4×10-10

T3

＋A5×10-13T4 （7）

式中：∆rHn

（T）为温度 T 时反应 n 的反应热，

kJ·mo1-1。

表 3 反应热方程系数

序号 n A1 A2 A3 A4 A5

1 116.075 4 39.484 -46.4 222.346 -53.450 5

2 -130.534 6 -24.679 6.583 5 138.017 7 -61.259

3 75.867 1 34.496 -68.436 6 508.3 -144.916

- 52 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

始反应速率要大于反应3，因此C2H4含量逐渐增大，

随着反应 3 速率逐渐增大，C2H4含量则变化不大；

H2作为反应1的反应产物和反应3的反应物，由于

反应1为主反应，反应速率较大，因此H2含量沿径

向逐渐增加；其他组分均为反应产物，沿径向含量

逐渐增加。

图3 反应器温度沿径向和轴向关系

610

600

590

580

570

560

550

540

温度分布 /℃

径向位置（r–R1）（/ R2–R1）

0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0

z/L=0.25

z/L=0.5

z/L=0.75

z/L=1

图4 丙烷转化率沿径向和轴向关系

10

8

6

4

2

丙烷转化率，

%

径向位置（r–R1）（/ R2–R1）

0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0

z/L=0.25

z/L=0.5

z/L=0.75

z/L=1

图5 反应产物各组分含量沿径向关系

0.07

0.06

0.05

0.04

0.03

0.02

0.01

0

1.5

1.4

1.3

1.2

1.1

1.0

0.9

0.8

0.7

0.6

0.5

6

5

4

3

2

1

0

65

60

55

50

38

37

36

35

34

33

32

C

H2 ，4 %

C

H3 8含量，

%

CH 、4 C

H2 6含量，

%

C

H3 6含量，

%

H2含量，

%

径向位置（r–R1）（/ R2–R1）

0.2 0.4 0.6 0.8 1.0

C2H4

C3H8

H2

C2H6

CH4

C3H6

表 4 计算值与设计值的对比

项目 反应器

位号

Case1 Case2

设计值 计算值 设计值 计算值

丙烷转化率，%

1# 8.75 8.54 8.27 8.23

2# 8.64 8.44 8.19 8.14

3# 10.65 10.63 10.15 10.12

4# 10.77 10.75 10.20 10.13

丙烯选择性，

wt%

1# 88.28 88.82 88.06 88.75

2# 87.55 89.17 87.14 89.04

3# 87.53 88.25 87.13 88.06

4# 89.03 90.70 88.79 90.58

反应器出口

温度 /℃

1# 553.4 551.0 556.8 553.2

2# 573.2 571.2 575.3 572.9

3# 583.8 581.7 585.8 583.2

4# 582.1 584.9 584.6 585.9

2.3 计算结果对比

将该文模型计算结果与两组设计值进行了对

比，结果如表4所示。计算结果与设计值符合性较

好，说明所建立的模型具有准确性。

2.4 模拟结果分析

由于四台反应器变化趋势相同，仅对第一台反

应器进行分析讨论。

图 3 和图 4 分别为反应器温度分布和丙烷转

化率沿径向和轴向的关系（图中符号说明见 2.2 部

分）。从图中可以看出，由于丙烷脱氢反应 1 和反

应3均为吸热反应，沿径向和轴向反应温度逐渐降

低，而丙烷转化率沿径向和轴向逐渐增大。温度降

低造成主反应和副反应的反应速率降低，同时由于

反应物含量增加抑制了反应平衡的正向移动，因

此降温速率和丙烷转化率增速变缓。在图 3 和图 4

中该变缓趋势不明显是由于实际反应装置为保证反

应在较高速率下进行，相应的直径和长度有限制

造成。

图5为反应产物各组分沿径向关系（图中符号

说明见3.2部分）。从图中可以看出，由于C3H8为该

过程的主要反应物，C3H8沿径向逐渐降低。C2H4作

为反应2的产物和反应3的反应物，沿径向反应2开

2024 年.第 1 期 苏佳林，等．基于 ACM 丙烷脱氢反应过程的模拟 - 53 -

3 丙烷脱氢反应工段的模拟及分析

将第二节（丙烷脱氢反应过程模型）中基于

ACM 建立的反应器模型封装后可生成一个 atmlz

格式的文件，可导入 Aspen中，在Aspen的Model

图6 模拟工艺流程

H-104

3

4

5

6

7

8

9

10

11

1

2

H-101

R-101

H-102

R-102

H-103

R-103 R-104

E-101

图8 反应器入口温度与丙烯选择性关系

88.80

88.75

88.70

88.65

88.60

88.55

88.50

88.45

88.40

丙烯选择性，

%

反应器入口温度变化 /℃

–5 –4 –3 –2 –1 0 1 2 3 4 5

1#

2#

3#

4#

图7 反应器入口温度与丙烷转化率关系

34.0

33.9

33.8

33.7

33.6

33.5

丙烯选择性，

%

反应器入口温度变化 /℃

–5 –4 –3 –2 –1 0 1 2 3 4 5

1#

2#

3#

4#

3.1 反应器入口温度的影响

根据第二节（丙烷脱氢反应过程模型）中的分

析，丙烷脱氢过程的主反应为强吸热反应，提高反

应器进料温度有利于反应进行，从而提高产品丙烯

的含量；但提高反应器进料温度相应的副反应速率

也会增大，丙烷选择则会减小。若前面反应器的进

料温度降低，丙烯含量减少，可以通过提高后续反

应器的进料温度来提高丙烯含量。由于四台反应器

串联操作，不同的反应器温度调整对于丙烷转化率

和丙烯选择性的影响大小不同。

图 7 和图 8 分别为反应器入口温度与丙烷转化

率、丙烯选择性的关系，每台反应器入口温度变化

范围为–5～5 ℃，同时保持其他反应器入口温度不

变。从图中可以看出，调整不同反应器的入口温度

对丙烷转化率、丙烯选择性的影响不同。提高 3#

、

4#

反应器入口温度对提高丙烷转化率效果要高于提

高1#

、2#

反应器入口温度；对于丙烯选择性，随着

进料温度的升高，4#

反应器降低最少，其次是3#

反

应器。因此在实际操作过程中优先调整4#

反应器入

口温度，其次是3#

反应器入口温度，对于丙烷转化

率和丙烯选择性最有利。经计算结果表明，3#

反应

器出口温度提高5 ℃，丙烯产量可提高1.38%；4#

反应器出口温度提高5 ℃，丙烯产量可提高1.76%。

3.2 H2/HC 的影响

H2/HC为反应器进口物料中氢气与碳氢化合物

Palette中直接使用建立的反应器模型，并建立反应

工段的流程，如图6所示。其中加热炉H–101～104

和进料换热器 E–101 使用 Aspen 自带换热器模块，

物性方法选择Peng–Rob。

的摩尔比值。在固定压力下降低H2/HC意味着降低

H2分压，有利于主反应的正向移动，有利于提高丙

- 54 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

烯的选择性。

图 9 和图 10 分别为进料中 H2/HC 与丙烷转化

率、丙烯选择性关系，进料中H2/HC变化范围–0.02～

0.02。从图9可以看出，随H2/HC的增大，丙烷转化

率反而增大。由于按照原料处理量不变而H2/HC增

大进行核算，使得原料中丙烷含量降低造成计算的

丙烷转化率增大，并非是丙烷实际转化率提高。从

图10中可以看出，随H2/HC的增大，丙烯选择性减

小。这是由于H2作为反应物，随其含量增大，主反

应产生逆向移动。因此降低进料中的H2/HC有利于

丙烯的生成。计算结果表明，H2/HC降低0.02，丙

烯产量可提高2.44%；H2/HC降低0.01，丙烯产量可

提高1.75%。催化剂结焦速率可用式（8）表示[28-30]：

r＝a

kcPC3H6

1＋K3PH2

（8）

式中：r为催化剂结焦速率；a为催化剂活性；

kc为结焦反应速率常数；K3为吸附平衡常数，atm-1；

PC3H6

、PH2分别为组分C3H6、H2的分压，atm。由上

式可以看出降低H2/HC比例会加速催化剂上焦炭的

形成，造成催化剂活性降低，因此H2/HC的比例调

整需要均衡丙烯选择性和催化剂寿命。

4 结论

利用文献中报道的动力学方程参数，通过实际

数据进行调整，在ACM 环境中建立丙烷脱氢反应

器模型，计算的符合性较好。利用建立的反应器模

型分析了反应器温度、丙烷转化率、反应产物组分

沿反应器径向和轴向的变化。

将 ACM 建立的反应器模型封装后导入 Aspen

中，在Aspen环境中建立了丙烷脱氢反应工段的流

程，加热炉和换热器E–101使用Aspen自带换热器模

块，物性方法选择Peng–Rob。

利用Aspen建立的反应工段模型分析了反应器

出口温度、进料H2/HC对丙烷转化率及丙烯收率的

影响。分析结果表明，提高反应器入口温度会提高

丙烷转化率、降低丙烯的选择性，提高3#

、4#

反应

器入口温度对提高丙烷转化率效果要高于提高 1#

、

2#

反应器入口温度；对于丙烯选择性提高反应器进

料温度4#

反应器降低最少，其次是3#

反应器。计算

结果表明，3

#

反应器出口温度提高5 ℃，丙烯产量可

提高1.38%；4#

反应器出口温度提高5 ℃，丙烯产量

可提高1.76%。降低进料中的H2/HC有利于丙烯的生

成，提高丙烯的产量。计算结果表明，H2/HC降低

0.02，丙烯产量可提高2.44%；H2/HC降低0.01，丙

烯产量可提高1.75%。但降低H2/HC比例会加速催

化剂上焦炭的形成，造成催化剂活性降低，需要对

丙烯选择性和催化剂寿命做均衡考虑。

参考文献

[1] 曾吉卓玛．基础有机化学工业的发展用途及产品应用

[J]．化工设计通讯，2016，42（6）：111-112．

[2] Murray R D H. Basic Organic Chemistry [J]. Nature，

1966，211（5056）：1344.

[3] Phung T K，Pham T L M，Vu K B，et al.（Bio）

Propylene production processes：A critical review [J].

Journal of Environmental Chemical Engineering，2021，

9（4）：105673.

[4] 韩香莲．丙烯生产工艺研究进展[J]．山东化工，2013，

42（5）：60-62.

图10 进料中H2 [5] Sun D，Yamada Y，Sato S，et al. Glycerol as a potential /HC与丙烯选择性关系

90.5

90.0

89.5

89.0

88.5

88.0

87.5

87.0

86.5

丙烯选择性，

%

进料中 H2/HC 变化

–0.02 –0.01 0 0.01 0.02

图9 进料中H2/HC与丙烷转化率关系

33.95

33.90

99.85

33.80

33.75

33.70

33.65

33.60

丙烷转化率，

%

进料中 H2/HC 变化

–0.02 –0.01 0 0.01 0.02

2024 年.第 1 期 苏佳林，等．基于 ACM 丙烷脱氢反应过程的模拟 - 55 -

renewable raw material for acrylic acid production [J].

Green Chemistry，2017，19（14）：3186-3213.

[6] Lavrenov A V， Saifulina L F， Buluchevskii E A，et al.

Propylene production technology：Today and tomorrow

[J]. Catalysis in Industry，2015，7（3）：175-187.

[7] 马文明．丙烷脱氢制丙烯技术研究进展[J]. 现代化工，

2023，43（5）：20-24+30.

[8] Yan W，Sun Q，Yu J. Dehydrogenation of propane

marches on[J]. Matter，2021，4（8）：2642-2644.

[9] 陈建九，史海英，汪泳．丙烷脱氢制丙烯工艺技术[J].

精细石油化工进展，2000（12）：23-28.

[10] 余长林，葛庆杰，徐恒泳等．丙烷脱氢制丙烯研究新

进展[J]．化工进展，2006（09）：977-982.

[11] 杨英，彭蓉，肖立桢．丙烷脱氢制丙烯工艺及其经济

性分析[J]．石油化工技术与经济，2014，30（03）：6-10.

[12] Chin S，Radzi，S.N，et al. Kinetic model and Simulation

analysis for Propane Dehydrogenation in an Industrial

Moving Bed Reactor[J]，World Academy of Science，

Engineering & Technology，2011（76）：183.

[13] Chin S Y，Hisyam A，Prasetiawan H. Modeling and

Simulation Study of an IndustrialRadial Moving Bed Reactor

for Propane Dehydrogenation Process[J]，International

Journal of Chemical Reactor Engineering，2016，14（1），

33-44.

[14] Farjooa A，Khorasheha F. Kinetic modeling of side

reactions in propane dehydrogenation over Pt-Sn/γ-Al2O3

catalyst[J]，Scientia Iranica，2011，18（3），458-464

[15] 董忠哲，苏佳林，郭鑫．流化床丙烷脱氢反应段的模拟

及优化[J]，石油石化绿色低碳，2019，4（06），29-35.

[16] Sim S，Gong S，Bae J，et al. Chromium oxide

supported on Zr modified alumina for stable and selective

propane dehydrogenation in oxygen free moving bed

process[J]. Molecular Catalysis，2017，436：164-173.

[17] Jowkary H，Farsi M，Rahimpour M R. Supporting

the propane dehydrogenation reactors by hydrogen

permselective membrane modules to produce ultra-pure

hydrogen and increasing propane conversion：Process

modeling and optimization[J]. International Journal of

Hydrogen Energy，2020，45（12）：7364-7373.

[18] Zaynali Y，Alavi-Amleshi S M. Comparative study

of propane oxidative dehydrogenation in fluidized and

fixed bed reactor[J]. Particulate Science and Technology，

2017，35（6）：667-673.

[19] Restrepo J B，Olivar G，Cardona C A. Bifurcation analysis

of dynamic process models using Aspen Dynamics®

and

Aspen Custom Modeler®

[J]. Computers & Chemical

Engineering，2014，62：10-20.

[20] Malik S N，Bahri P A，Vu L T T. Steady state

optimization of design and operation of desalination

systems using Aspen Custom Modeler[J]. Computers &

Chemical Engineering，2016，91：247-256.

[21] Maria S G，Anatoliy V K，Emilia D I，et al. Reactor

modeling and simulation of moving-bed catalytic

reforming process[J]. Chemical Engineering Journal，

2011，176-177，134-143.

[22] Chin S Y，Hisyam A，Prasetiawan H. Modeling and

Simulation Study of an Industrial Radial Moving Bed Reactor

for Propane Dehydrogenation Process[J]. International

Journal of Chemical Reactor Engineering，2016，14（1）：

33-44.

[23] Loc L C，Gaidai N A，Kiperman S L，et al. Kinetics of

Propane and n-Butane Dehydrogenation over PlatinumAlumina Catalysts in the Presence of Hydrogen and Water

Vapor[J]. Kinetics and Catalysis，1996，37（6），790-796.

[24] Rosjorde A，Kjelstrupa S，Johannessena E，et al.

Minimizing the entropy production in a Chemical Process

for Dehydrogenation of Propane[J]. Energy，2007，32，

335-343.

[25] Rimaz S，Kosari M，Chen L，et al. Insights into catalyst

structure，kinetics and reaction mechanism during

propane dehydrogenation on Pt-Ge bimetallic catalysts[J].

Applied Catalysis A：General，2022，643：118751.

[26] Parisa M B，Saeed S. Modeling of a Radial-Flow

Moving-Bed Reactor for Dehydrogenation of Isobutane[J].

Kinetics and Catalysis，2008，49（4），599-605.

[27] Ghodasara K，Hwang S，Smith R. Catalytic propane

dehydrogenation：Advanced strategies for the analysis

and design of moving bed reactors[J]. Korean Journal of

Chemical Engineering，2015，32（11）：2169-2180.

[28] Li Q，Sui Z J，Zhou X G，et al. Kinetics of propane

dehydrogenation over Pt-Sn/Al2O3 catalyst[J]. Applied

Catalysis A：General，2011，398，18-26.

[29] Yu P，Liu Y，Deshlahra P，et al. Detailed Kinetic

Modeling of NOx-Mediated Oxidative Dehydrogenation of

Propane[J]. Industrial & Engineering Chemistry Research，

2021，60（37）：13553-13561.

[30] Brencio C，Gough R，de Leeuw den Bouter A，et

al. Kinetic model for Pd-based membranes coking/

deactivation in propane dehydrogenation processes[J].

Chemical Engineering Journal，2023，452：139125.

摘  要：芳烃联合装置因工艺流程长、循环量大、设备大型化等特点造成装置能耗较高，特别是吸附分离

单元中作为对二乙基苯循环分离的抽出液和抽余液塔，两塔塔顶温度在100～200 ℃之间，拥有大

量低温热，通过空冷冷凝会造成装置热量损失。某公司芳烃通过历年改造，实现了芳烃联合装置内

部、芳烃联合装置与乙烯装置、公用工程装置和周围化工园区之间的低温热联合深度利用，装置能

耗大幅降低，同时为炼厂低温热应用提供重要参考。

关键词：芳烃联合装置 低温热 抽余液塔 抽出液塔 除氧水

芳烃联合装置低温热利用与优化

周长安

（中国石化镇海炼化公司，浙江宁波 315207）

收稿日期：2023-05-20

作者简介：周长安，学士，工程师。目前从事芳烃联合装置工艺技术管理工作。

通讯联系人：周长安，zhouca.zhlh@sinopec.com。

某公司芳烃联合装置是由81万t/a的1#

对二甲

苯装置和 120 万 t/a 的 1#

歧化装置组成。由于芳烃

联合装置工艺流程长，处理量和内循环量大，大型

设备台数多，装置整体能耗较高 [1-2]。精馏塔塔顶

Low-temperature heat utilization and Optimization Aromatics Complex Plant

Zhou Changan

（SINOPEC Zhenhai Refining & Chemical Company，Ningbo，Zhejiang 315207，China）

Abstract: The aromatics unit plant has high energy consumption due to its long process flow, large circulation

capacity, and large-scale equipment. Especially in the adsorption separation unit, as the extraction and raffinate

towers for the cyclic separation of PDEB, the top temperatures of the two towers are between 100～200 ℃ . This

part of the heat has a relatively large low-temperature heat, which causes heat loss of the device through air cooling

and condensation. Through the transformation over the years, a company has realized the deep utilization of the

the low-temperature heat, within the aromatics joint plant, between the aromatics joint plant and the ethylene plant,

public engineering plants, and surrounding chemical parks. At the same time, it also provides reference significance

for more low-temperature thermal applications in the future.

Keyeords: aromatics complex plant；low-temperature heat；extraction tower；raffinate tower；deoxygenated water

温度普遍在100～200 ℃，传统芳烃联合装置大多

采用空气冷却器或者空气冷却—水式冷却至 40～

100 ℃，造成大量的热能损耗[3]；同时在夏季高温

生产期间，大量的空气冷却器设置过多，造成热

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 过程优化 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

引用格式：周长安．芳烃联合装置低温热利用与优化 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：56-62.

2024 年.第 1 期 周长安．芳烃联合装置低温热利用与优化 - 57 -

表 1 抽余液塔顶物料组成

项目 组成，%（ω）

非芳烃 5.97

苯 0.88

甲苯 4.16

乙基苯 9.25

对二甲苯 0.55

间二甲苯 65.06

邻二甲苯 14.11

C8N 2.86

C9P 1.30

C9 及以上芳烃 0.02

总计 100.0

风返混，装置冷却不佳进而导致热负荷提高[4]。而

100～200 ℃是比较适宜回收的低温余热温度，对其

进行直接余热回收或者采用热利用技术如热转化和

制冷技术等具有较高的效率和经济效益[5]。国内外

芳烃装置低温热利用多数通过蒸汽发生器增发低压

蒸汽（0.2～0.5 MPa），然后通过螺杆压送机组提压

至1.0～3.5 MPa，供炼厂自用，缺点是功耗较高，

占地面积大。另外一种方案是直接增发低压蒸汽，

驱动发电机发电，但是能量二次转化后低温热利用

效率低，仅30%左右。某公司芳烃低温热利用采用

油—水换热，热水可供下游直接使用，且具有低温

热利用率较高，功耗小，新增设备占地面积小。

经核算，某公司芳烃联合装置 1#

对二甲苯装

置的抽余液塔、抽出液塔、脱庚烷塔和重整油分馏

塔、歧化装置甲苯塔顶部空冷负荷较大，特别是抽

出液塔和抽余液塔分别约有26.1 MW和91 MW的

热量直接通过空冷冷却损失。抽余液塔和抽出液塔

低温热采用绕管换热器和板式换热器进行油—水换

热，较其他炼厂的低温热利用效率提高20%。2012

年芳烃联合装置结合大修期间在抽出液塔与化工园

区增设低温热项目，实现了热量的最大化利用 [6]，

开创厂际联合利用先河。2022 年装置进行节能环

保改造升级，对富含最大低温热量的抽余液塔进行

改造，为周围化工园区输送热量约45.1 MW。与此

同时，对原先的抽出液塔低温热利用进行升级，将

1#

歧化装置的甲苯塔和抽出液塔低温热进行串联取

热，能量升级利用，为公司内部公用工程系统和乙

烯装置输送热量 40 MW。装置内部也充分利用两

套低温热量，增设瓦斯加热器和热水伴热等配套项

目，进一步降低装置公用工程消耗。

1 抽余液塔顶低温热利用

1.1 抽余液塔油侧工艺流程

抽余液塔属于1#对二甲苯装置吸附分离部分，

进料组成为 PDEB 和贫 PX 的混合二甲苯，塔顶组

分主要是以间二甲苯为主的混二甲苯，具体见表1，

而该股物料是异构化反应的理想进料，抽余液塔侧

线抽出作为其异构化单元进料。

原流程为塔顶150 ℃气相只能直接进入塔顶20

台空冷A205A～T，经冷却至70 ℃后进入抽余液塔

回流罐。经设计核算，约91 MW的低温热没有回收

利用，空冷负荷高且造成能源的极大浪费；而且夏

季高温生产时，在空冷全开的情况下，冷后温度仍

远超设计值，回流温度高进而引起塔的操作波动。

为回收塔顶低温热，降低空冷冷却负荷，新增绕管

式换热器E216与空冷并联或者串联流程，经绕管换

热和空冷冷却后的物流混合后至回流罐，流程变化

见图1，极大地降低了回流温度。

图1 抽余液塔塔顶新增E216前后流程

㠣V208

A205

E216

T204

1.2 抽余液塔水侧工艺流程

抽余液塔 T204 顶气相出口与空冷之间增加抽

余液塔顶气/除氧水换热器E216，热水从热媒水缓

冲罐V510经热水泵P510增压，每小时输出750吨

热水与新增绕管换热器E216换热，换热后145 ℃的

热媒水送至化工园区，经园区某公司取热后，回水

温度降至84 ℃返回热水缓冲罐V510。热水泵P510

出口除氧水除了与新增绕管换热器E216换热外，还

有 56 t/h 除氧水送至脱庚烷塔顶 / 除氧水板换热器

- 58 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

E302B和脱庚烷塔顶/除氧水板换热器E311，取热

量约4 MW，经加热后的高温热水汇合至化工园区

进行换热。此外利用装置现有的热水资源，从T204

顶低温热媒水总管引出一部分热水，用于芳烃联合

装置工艺及仪表伴热。因此，抽余液塔热媒水系统

不仅可以给周围化工园区供热，还可以给自身装置

提供工艺与仪表管线伴热，除降低了塔顶空冷的冷

却负荷外还能极大降低装置其它能耗，见图2。

表 2　抽余液塔低温热源工艺参数

低温热源 压力 /

MPa

流量 /

（t/h）

温度 /

℃

冷后

温度 /℃

热负荷 /

kW

抽余液塔顶

物流参数 0.076 635 161 156 45 100

图2 抽余液塔顶低温热除氧水系统流程

E302B

P510A/B

ॆᐕഝ४

E502AB/E503AB

E311

V510 E216

ᐕ㢪оԚ㺘㇑㓯դ✝

1 1#

ሩҼ⭢㤟䗩⭼ #

ሩҼ⭢㤟䗩⭼

㺕ݵ䲔≗≤

1.3 抽余液塔顶低温热利用技术措施

原抽余液塔油侧气相流量635 t/h，温度161 ℃，

压力0.076 MPa，从塔顶直接进入空冷，空冷负荷

极大。经设计核算，新增换热器E216后，换热器出

口的温度以156 ℃计算，可回收低温热量45.1 MW，

可停用10台抽余液塔顶冷却器A205，具有良好的节

电效果，挖潜增效效果非常明显。抽余液塔顶部热

负荷45 100 kW被热水吸收后转移至石化园区，抽余

液塔低温热源工艺参数见表2。

虽然抽余液塔经换热器 E216 取热量较大，但

装置本身不具备好的低温热阱可以利用[7]，因此对

于该部分的低温余热利用要综合考虑。某公司结

合2012年芳烃联合装置低温热应用实际[6]，继续深

挖化工园区周围装置的低温热消耗潜力。周围化工

园区大多以低碳石油烃深加工为特色，其中原料和

产品较轻，不少工艺热阱可以消耗100 ℃左右的热

水[8]。芳烃联合装置采用热媒水为传热介质，根据

热源的低温热大小和品位以及不同热用户的需求，

合理安排热源与热用户的对应关系，实现热源与热

用户的精准匹配。产生的热水作为热量输出，输送

到化工园区企业，热水换热后返回水循环系统。水

循环系统日常运行时不用补充除氧水，只有在系统

热水罐液位较低时才会通过补水线补水。因此该部

分热量作为园区装置塔底再沸加热器，不仅减少了

化工园区从电厂购买的高价蒸汽量，而且降低了污

染物的排放和联合装置的负荷。热水缓冲罐 V510

中的热水经 P510 增压后除了与新增绕管换热器

E216换热外，还有56 t/h热水送至脱庚烷塔顶板换

热器E302B和板换E311，经加热后的高温热水汇合

至化工园区进行换热。利用装置现有的热水资源，

从T204顶低温热水总管引出一部分热水，用于1#

对

二甲苯装置和1#

歧化装置工艺及仪表伴热，减少了

2024 年.第 1 期 周长安．芳烃联合装置低温热利用与优化 - 59 -

装置1.0 MPa伴热蒸汽消耗。

2 抽出液塔 / 甲苯塔顶低温热利用

2.1 抽出液塔 / 甲苯塔顶基础数据

抽出液塔属于1#

对二甲苯装置吸附分离部分，

进料组成为PX和PDEB的混合二甲苯，塔顶组分见

表3，主要是以对二甲苯为主的混二甲苯，塔顶一

部分回流，一部分作为对二甲苯提纯塔的进料。因

此对于抽出液塔塔顶物料的操作尽量以平稳为主，

以免影响对二甲苯产品纯度。

表 4 甲苯塔顶物料组成

项目 组成，%（ω）

非芳 0.19

苯 0.01

甲苯 99.8

总计 100.0

图3 抽出液塔/甲苯塔顶温热除氧水系统

E109A E109B E109D

DE130 㠣A109A/B

T103亦ᶕ

E215A

E215B

PV5125

至V205

㠣1#

҉✟

4#

ѝᗳ࣋ࣘ

T202亦ᶕ

䲔≗≤4#

ѝᗳᶕ࣋ࣘ

䲔ⴀ≤P131ᶕ

表 3 抽出液塔顶物料组成

项目 组成，%（ω）

非芳 ＜ 0.01

苯 0.01

甲苯 1.59

乙基苯 0.03

对二甲苯 98.25

间二甲苯 0.1

邻二甲苯 0.03

C9 及以上芳烃 ＜ 0.01

总计 100.0

以控制好物料平衡和分离精度。

2.2 抽出液塔 / 甲苯塔低温热利用除氧水系统流程

前期 1#

对二甲苯装置抽出液塔 T202 塔顶出口

油气的低温热通过热媒水取出后外送至热水用户化

工园区某企业，流量约250 t/h（最大量300 t/h）。二

期该企业将新增约450 t/h 的热水用量，抽出液塔顶

低温热无法满足下游装置需求，改由抽余液塔供该

企业。1#

歧化装置甲苯塔T103低温热产生的热水前

期送至2#

催化装置与除盐水换热，但2#

催化内部的

低温热目前已较为富余，不需要额外输入，拟对取

热流程进行优化。

优化后低温热利用方案更新为 4#

动力中心来

95 ℃热媒水先取走歧化装置甲苯塔顶热量升温至

113 ℃，再至1#

对二甲苯装置抽出液塔顶进一步取热

至143 ℃，取出以上两个热源的低温热后分出两路至

4

#

动力中心和1#

乙烯装置，如图3所示。

该项目投用后重点关注甲苯塔和抽出液塔的分

离精度变化。由于塔顶压力和塔顶温度的变化，塔

内浓度分布建立新的平衡。一方面关注甲苯塔顶中

C8芳烃含量，防止甲苯塔顶C8芳烃进入歧化反应系

统，引起歧化反应选择性下降。另一方面关注抽出

液塔顶对二乙苯含量，防止重组分对二乙苯污染PX

产品。

甲苯塔属于1#

歧化装置精馏部分，其塔顶组分

详见表 4，主要是以甲苯为主的 C7A，塔顶一部分

回流一部分作为歧化反应系统中甲苯反应原料。

因此在抽出液塔塔顶外排影响对二甲苯产品纯

度、甲苯塔影响歧化反应系统进料组分的情况下，

抽出液/甲苯塔塔顶空冷须保证有充足的冷却负荷，

- 60 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

表 5　抽出液塔 / 甲苯塔油侧热源工艺参数

低温热源 压力 /

MPa

流量 /

（t/h）

温度 /

℃

冷后

温度 /℃

热负荷 /

kW

抽出液塔顶物料 0.12 240 164 133 26 100

甲苯塔顶物料 0.07 150 129 120 15 400

2.3 抽出液塔 / 甲苯塔顶低温热利用改造措施

分别对抽出液塔和甲苯塔油侧热源进行核算，

工艺参数见表5。可看出抽出液塔塔顶从164 ℃降至

133 ℃时有26.1 MW的热负荷可以回收；甲苯塔从

129 ℃降至120 ℃有15.4 MW的热负荷可以回收，并

且抽出液塔的油侧温度明显比甲苯塔油侧温度高。

因此热媒水先从甲苯塔取热后再经抽出液塔取热。

中心和 1#

乙烯装置。一路节约 4#

动力中心预热用

的0.4 MPa低压蒸汽消耗和4#

电站除氧器的汽提用

1.6 MPa 蒸汽消耗；另一路将1#

乙烯装置的除盐水由

82 ℃加热至116 ℃，节约除氧器的汽提蒸汽消耗。

3 低温热利用配套项目

3.1 脱庚烷塔顶流程

脱庚烷塔原流程为塔顶气相经过 E305 与油相

换热后分为两路：一路进入 E310 与 1#

歧化装置除

氧水系统换热，将来自歧化装置的100 t/h除氧水加

热至165 ℃。另一路油相经过热水板换热器E311冷

却，同时热水泵P510来的除氧水为冷侧介质，串联经

过E302B和E311加热后送至Ⅳ重整装置空气预热器。

两路油侧汇合后与脱庚烷塔进料换热器E302和除氧水

换热器E302B进一步取热，最后经塔顶空冷A302冷

却至40 ℃后进入回流罐，见图4。2022年异构化单

元更新为脱乙烯型催化剂，脱庚烷塔精馏段负荷大

幅下降，取消了换热器E305，Ⅳ重整装置加热炉改

造后不需要热水给予空气预热器加热，因此原除氧

水泵P510来热水改至去化工园区热水总管。

图4 改造前后脱庚烷塔顶流程

V302

T301

E302

E311

E310

E302B

A302

V302

T301

E302

E305

E311

E310

E302B

A302

✝≤৫ॆᐕഝ४

㝡ᓊ✧ຄ亦᭩

✝≤৫Ⅳ䟽ᮤ 䙐ਾ⍱〻

✝≤㠚P510ᶕ ✝≤㠚P510ᶕ

对二甲苯装置中吸附分离单元两台抽出液塔

顶气—除氧水换热器E215A/B进行更新放大，回收

抽出液塔顶油气低温热。从4#

动力中心热水罐来的

流量700 t/h，温度95 ℃热媒水先取走1#

歧化装置

T103顶热量，热媒水升温至113 ℃，再至1#

对二甲

苯装置T202 顶进一步取热，将热媒水加热至143 ℃，

取出以上两个热源的低温热后分出两路至 4#

动力

3.2 热水伴热改造

热水伴热在2010年12月下旬投用，采用2#

催

化热水系统中热水，联合装置共有25条工艺管线伴

热从原来的蒸汽改为热水，减少装置工艺伴热蒸汽

消耗约3.0 t/h。2012年改造后因芳烃联合装置新上

抽出液塔低温热利用流程，将热水伴热热源由2#

催

化热水系统改为该装置新增抽出液塔顶低温热水系

统，降低了该装置对外的能耗需求。

原抽出液塔低温热利用系统主供4#

动力中心和

1#

乙烯装置，且新上抽余液塔低温热核算有91 MW

热量可利用，而化工园区目前只能利用45.1 MW的

热负荷，因此为了更好的利用抽余液塔低温热负荷，

从经换热器E216热水总管上新接一热水管作为装置

工艺热水伴热；并且该装置热水系统水温145 ℃，压

力1.4 MPa，完全可以满足蒸汽伴热改为热水伴热的

需求，因而2022年芳烃联合装置检修改造后将1#

对

二甲苯和1#

歧化装置的仪表伴热改造为热水伴热，

减少装置内1.0 MPa蒸汽消耗。

2024 年.第 1 期 周长安．芳烃联合装置低温热利用与优化 - 61 -

3.3 瓦斯加热项目

芳烃联合装置是高耗能装置，各部分热集成技

术和换热流程持续优化，促进节能降耗[9]。该公司

芳烃联合装置以二甲苯加热炉和歧化四合一加热炉

作为主要热源，为精馏塔加热和其他精馏塔再沸源

加热，因此瓦斯消耗是主要燃动消耗，占装置能耗

的48%[10]。原瓦斯流程为管网来瓦斯和2

#

催化来瓦斯

汇合直接进入瓦斯气液分离罐V502然后进入加热炉，

瓦斯进入加热炉的温度约40 ℃。瓦斯进入加热炉首

先经过加热至燃点后才发生燃烧反应，其中吸收加

热炉中大量的热量，易造成瓦斯燃料的浪费。

瓦斯加热节能方案就是在两路瓦斯进气液分

离罐前用换热器将瓦斯加热至 110～130 ℃，减少

瓦斯在燃烧前的吸热量，以达到降低瓦斯消耗量

的目的。瓦斯加热器热源有3路，分别是该装置内

1.0 MPa蒸汽凝结水、苯抽提装置1.0 MPa蒸汽凝结

水以及抽余液塔顶低温热水系统内的热水，正常使

用抽余液塔顶热水供热，见图5，化工园区企业停

工后，可改为装置凝结水加热。瓦斯加热流程投用

后，瓦斯温度从原先14 ℃提至130 ℃，消耗瓦斯量

从18 374 Nm3

/h降至17 151 Nm3

/h，瓦斯消耗降低

约1 000 Nm3

/h，见图6。

4 低温热利用项目投用后效益核算

4.1 抽余液塔低温热效益核算

T204顶低温热利用项目正常运行指标与立项目

标详见表6。

从表6可以看出，E216在正常运行工况下节能

效果明显，回收热量 46 MW 左右，1#

对二甲苯装

图6 瓦斯加热器投用后燃料消耗对比

表 6 抽余液塔顶低温热利用正常运行指标

项目 生产运行指标

至化工园区水量 /（t/h） 750

至化工园区水温 /℃ 145

抽余液塔 T204 顶热水取热量 /MW 46

节能效果 /（toe/a） 34 655

表 7 抽出液塔顶低温热利用正常运行指标

项目 生产运行指标

4# 电站 /1# 乙烯水量 /（t/h） 700

甲苯塔 T103 顶热水取热量 /MW 12

抽出液塔 T202 顶热水取热量 /MW 25

节能效果 /（toe/a） 30 134

图5 瓦斯加热器流程示意

V502

⚹✝࣐਴㠣⬖ᯟ

⬖ᯟ㠚㇑㖁ᶕ

䘄എV510

ࠍ㔃≤ࠪ㻵㖞

P510✝≤ᶕ

E503AB

E502AB

1#

ሩҼ⭢㤟㻵㖞ࠍ㔃≤ 㤟ᣭᨀ㻵㖞ࠍ㔃≤

2#

ۜॆ⬖ᯟᶕ

置能耗降低了45 kgEO/t，PX＋OX产品单耗约160

kgEO/t。抽余液塔热水供化工园区企业，热水价格

为49.0元/GJ。化工园区企业收到总热量166 GJ/h，

T204顶低温热项目直接经济效益为7 125万元/年，

同时停用A205约10台，每台空冷的功率为37 kW，

节约电费217万元。抽余液塔T204节能创效共计约

7 342万元，降碳10 000 tce，并且降低化工园区某

公司能耗成本近千万元。

4.2 抽出液塔低温热利用效益核算

T202顶低温热利用项目正常运行指标与立项目

标详见表7。

从表7可以看出，甲苯塔T103顶换热器E109A/

B/C/D在正常运行工况下，回收热量12 MW左右，

抽出液塔T202顶热水取热量25 MW，节能效果非常

明显。1#

对二甲苯装置能耗降低了24 kgEO/t，PX＋

OX产品单耗降至约135 kgEO/t；1#

歧化装置原料加

- 62 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

表 8 脱庚烷塔顶换热网络正常运行指标

项目 热水数据

P510AB 来水量 /（t/h） 56

E302B 入口水温 /℃ 90

E311 出口水温 /℃ 151

热水取热量 /MW 4

节能效果 /（toe/a） 3 000

工单耗降低 12 kgEO/t。抽出液和甲苯塔节能量按

2 000元/toe计算，年创效6 000万元。

4.3 脱庚烷塔顶换热器网络优化后效益核算

脱庚烷塔顶换热器 E302B 和 E311 正常运行参

数详见表8。

约1.2亿元/年。

结合芳烃装置的低温热分布，下一步芳烃装置

低温热利用方向为：

（1）装置低温热利用仅60%左右，低温热利用

潜力巨大。将余热外送到邻近的石化园区，以代替

园区企业的部分蒸汽消耗。初步研究表明化工园区

企业热水消耗潜能为150 TJ/a。

（2）通过装置内部热集成，实现低温热升级利

用。优化换热网路，逐步取消二甲苯塔、邻二甲苯

塔和碳十粗芳烃塔的蒸汽发生器，将热量进行升级

利用，预计芳烃装置瓦斯消耗降低500 m3

/h，折合

节能量150 TJ/a。

（3）对于温位较低的低温热，可串联采用有机

工质朗肯循环工艺回收余热发电[11]，计算表明200

t/h热水净发电2 085 kW，折合171 TJ/a，减少二氧

化碳排放13 872 t/a。

参考文献

[1] 张方方．大型芳烃联合装置能耗对比与设计改进 [J]．

炼油技术与工程，2022，52（10）：5-9.

[2] 周俊杰．芳烃联合装置节能优化探讨[J]．石油石化节

能与减排，2015，5（03）：7-12.

[3] 王志华，徐培泽．芳烃联合装置低温热利用实践 [J]．

石油石化绿色低碳，2021，6（04）：22-25.

[4] 郭守权．芳烃联合装置低温热的回收与利用[J]．炼油

技术与工程，2011，41（11）：50-53.

[5] 王梦颖．“双碳”目标下低温余热利用技术研究进展[J].

当代石油石化，2023，31（01）：44-49.

[6] 冉凯平，潘盛山．对二甲苯联合装置低温热资源利用

及节能措施分析[J]．石油石化节能与减排，2011，1

（09）：10-14.

[7] 李世伟．芳烃联合装置节能措施及效益分析[J]．石油

化工技术与经济，2021，37（05）：35-40+58.

[8] 佘浩滨，王天宇．惠州炼化芳烃联合装置低温热利用

研究[J]．炼油技术与工程，2016，46（07）：57-61.

[9] 秦文戈，李明发．国产化芳烃联合装置能耗优化分析

[J]．石油炼制与化工，2022，53（12）：86-90.

[10] 高飞，谭昌元．芳烃联合装置深度热集成的节能优化

[J]．聚酯工业，2023，36（01）：54-58.

[11] 佘浩滨，王天宇．惠州炼化芳烃联合装置低温热利用

研究[J]．炼油技术与工程，2016，46（07）：57-60.

表8中数据为E302B和E311正常运行数据，在

E302B和E311正常运行工况下，热水输送至化工园

区某企业的热水总管，脱庚烷塔顶部空冷负荷大大

降低，则1#

对二甲苯装置能耗降低约3 kgEO/t。脱

庚烷塔节能量按2 000元/toe计算，年创效600万元。

4.4 热水伴热改造后效益核算

1#

对二甲苯装置和1#

歧化装置工艺和仪表热水

伴热投用后利用的热水流量保持在20 t/h，减少装置

伴热蒸汽消耗约10 t/h，可降低装置能耗约6 kgEO/t，

按每年实际投用5个月，1.0 MPa蒸汽按85元/吨计

算，节能效益270万元/年。

4.5 瓦斯加热效益核算

瓦斯加热项目投用后经核算瓦斯消耗降低约

1 000 Nm3

/h，每年节约标油6 800吨，可降低1#

对

二甲苯装置能耗8 kgEO/t，年创效1 360万元。

5 结论

某公司芳烃联合装置低温热项目投用后，结合

地域优势，开展厂际的热联合，满足园区企业高品

位蒸汽替代需求，实现“双赢”，为下游用户每年

节省能耗费用2千万元，实现产业链、创新链、价

值链一体化融合。同时装置生产运行经济性大幅提

高，实现大型石化化工园区生产装置内部能量集

成和装置区域间的热量耦合。芳烃装置能耗大幅下

降，1#

对二甲苯装置产品单耗降低80 kgEO/t；1#

歧

化装置原料加工单耗降低8 kgEO/t，共计节能创效

摘  要：在天然气田脱水工艺中，采用三甘醇脱水工艺的天然气处理系统需通过入口过滤分离装置脱除固体

杂质、重烃组分、游离水滴以减少下游脱水负荷。在日常生产中，传统入口过滤分离装置存在腔室

液位无法稳定、管线节流冻堵、天然气窜入火炬罐等问题。经分析，传统入口过滤分离装置液位无

法稳定的原因主要是液位调节阀压差大、集液腔体积小。针对此问题，提出一种新型入口过滤分离

装置。现场应用结果表明，该装置能够有效增加入口过滤分离装置液位调节阀背压，缓冲上游来液

冲击而保障其液位稳定，减少火炬放空气，节能减排效果良好，可在天然气田的三甘醇脱水工艺系

统中广泛推广应用。

关键词：入口过滤分离装置 天然气田 液位调节阀 缓冲罐 积液腔

一种气田新型入口过滤分离装置的设计及应用

苗建，1

，付峻 2

，吴二亮 1

，李军龙 2

，顾施凯 2

（1. 中海石油深海开发有限公司，广东珠海 519050；

2. 中海石油（中国）有限公司深圳分公司，广东深圳 518052）

收稿日期：2023-08-30

作者简介：苗建，工程硕士，高级工程师。取得国家专利证书40项，发表论文十余篇。主要从事海上天然气开发和处理研究工作。

通讯联系人：苗建，miaojian1@cnooc.com.cn。

基金项目：中国实用新型专利“一种适用于高压天然气田的卧式入口过滤分离装置装置”（专利号：ZL2018 2 2167979.8）。

Development and Application of a New Type of Inlet Filter Separator

Miao Jian1

，Fu Jun2

，Wu Erliang1

，Li Junlong2

，Gu Shikai2

（1. Deepwater Development of CNOOC (China) Co., Ltd，Zhuhai，Guangdong 519050，China；

2. Shenzhen Branch of CNOOC China Limited.，Shenzhen，Guangdong 518052，China）

Abstract: In the dehydration process of natural gas field, the natural gas treatment system adopting triethylene

glycol dehydration process needs to remove solid impurities, heavy hydrocarbon components and free water droplets

through the inlet filter separator to reduce the downstream dehydration load. In daily production, the traditional inlet

filter separator has problems such as unstable liquid level in the chamber, freezing and blocking of pipeline throttling,

and natural gas flowing into the flare tank. The main reasons for the unstable liquild level of the traditional inlet filter

separator are the large pressure difference of the liquid level regulating valve and the small volume of the liquid

collecting chamber, are a new inlet filter separator device is innovatively proposed to solve this problem. The on-site

field application shows that the device can effectively increase the back pressure of the liquid level regulating valve

of the inlet filter separator, buffer the impact of the upstream liquid to ensure the stability of its liquid level, reduce

the venting of the flare, and achieve good results in energy conservation and emission reduction. It can be widely

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 过程优化 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

引用格式：苗建，付峻，吴二亮，等．一种气田新型入口过滤分离装置的设计及应用 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：63-67.

- 64 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

在目前比较普遍的海上天然气田脱水工艺中，过

滤单元在天然气净化工艺中起着十分重要的作用[1-4]，

通过入口过滤分离装置能够脱除湿气中的固体杂质、

重烃组分、游离水滴，以减少下游脱水负荷，从而

保证后续天然气净化装置的正常运行[5-8]。天然气入

口过滤分离装置是过滤单元的核心设备，其内部介

质的合理流动是实现天然气过滤的基础。目前的研

究多关注过滤滤芯材料、结构及性能[9-14]，对高压气

田的过滤器液相控制和节能减排方面的研究较少。

在日常生产中，存在液位无法稳定、管线节

流冻堵、天然气窜入火炬罐等问题，从而导致大量

天然气放空，污染环境。经分析，传统入口过滤分

离装置液位无法稳定的原因主要是液位调节阀压差

大、集液腔体积小。为此，从降压方式、调节模

式、集液方式等方面入手，提出一种新型入口过滤

分离装置。该装置具有可降低调节阀前后压差、液

封效果好的优点，同时能够减少天然气大量燃烧放

空，实现节能减排，为其他天然气田脱水工艺的类

似问题提供良好的借鉴应用。

1 传统工艺现状

南海某气田天然气脱水工艺包括3套卧式入口

过滤分离装置，每套过滤分离器包含过滤腔和分离

腔。高压天然气经过冷却后进入入口过滤分离装

置，在过滤腔将湿气中的固体杂质进行过滤分离，

在分离腔中进行聚结分离，将重烃组分、游离水滴

与天然气分离，分离后的天然气进入下游三甘醇接

触塔中进行脱水。在入口过滤分离装置里分离出来

的物质分别进入各自的集液腔，通过液位调节阀进

入常压的高压火炬分液罐进行回收循环处理。入口

过滤分离装置的工作流程如图1所示。

1.1 传统过滤分离器普遍存在问题

1.1.1 液位调节阀失效

入口分离器因液位调节阀发生严重内漏，腔室

无液封作用，大量气体窜到下游高压火炬分液罐放

空燃烧，导致资源浪费及大气污染增加。

1.1.2 维修备件费用增加

从使用效果来看，一般更换新阀到阀门内漏至

不能有效控制调节液位仅为3～6个月；进口高压的

液位调节阀约15万元/个，且采购周期较长。且更

换内漏阀门需要单套设备隔离及检修，增加了液位

调节阀备件费用和维修人员工作量。

1.1.3 设备安全等级降低

阀门气窜比较厉害时，需人为把入口分离器液

位控制阀的前后隔离阀关闭，当液位高于设点后再

手动开阀排液，同时液位无法稳定导致液位开关无

法正常工作，需要旁通该设备的液位低低信号，导

致了系统的自动化和安全等级减低。

1.1.4 管线冻堵及其他影响

因液位调节阀节流作用，导致下游管线温度急

剧下降，管线表面产生较多凝结水滴落至甲板面，

不利于甲板面的防腐。当阀门内漏到一定程度时，

管线冻堵突然解堵，并伴随管线较大振动，容易引

起法兰螺栓松懈及管线应力疲劳变形，存在一定的

泄露安全隐患。

1.2 根据工艺流程配置，造成以上问题的原因分析。

1.2.1 液位调节阀压差大

入口过滤分离装置操作压力 10 MPa左右，液

位调节阀下游高压火炬分液罐为常压罐，调节阀前

后压差大，长时间动作出现内漏。在控制阀打开排

液的瞬间，受到巨大压差的液体冲击，在压力降至

液体饱和蒸汽压时，析出气体产生气蚀，并在长时间

的高压差的冲刷下，阀芯冲蚀严重，阀门容易内漏。

1.2.2 集液腔体积小

在正常工况下，日脱水量约为6 m3

，3套并联

投用，每台入口分离器脱液仅2 m3

/d，来液不稳定。

used in the triethylene glycol dehydration process system of natural gas fields.

Keywords: inlet filter separator；gas field；level control valve；buffer tank；effusion chamber

图1 南海某气田入口过滤分离装置工作流程

LV SDV

LV

来自天然气

冷却器 入口过滤分离器

去接触塔

2024 年.第 1 期 苗建，等．一种气田新型入口过滤分离装置的设计及应用 - 65 -

同时入口过滤分离装置两个腔室总体积约0.11 m3

，

体积很小，集液量不稳定，液位波动较大导致液位

调节阀小开度动作频繁，不利于液位平稳。

2 新型装置简介

为了从设计上根本性解决入口过滤分离装置液

相控制问题，提出一种新型入口过滤分离装置。装

置设计示意见图2。

位达到控制点，调节阀转换为全开状态；液位下降

到低点，调节阀转换为全关状态，通过调节阀开关

将缓冲罐液位稳定在恒定范围内。

2.3 新型装置优势

2.3.1 根本解决低液量过滤分离器液封困难问题

该新型入口过滤分离装置与常规装置最大的不

同，在于集液装置由低容量集液腔变更为大容量缓

冲罐。常规装置储存液量少，在小管径液位调节阀

下仍存在过流量大的问题，导致液位控制困难，频

繁发生液封失效，引发气体窜流。

该新型装置在不增加集液腔容积的条件下，创

新通过U型管和动态压差驱动的方式保持了过滤分

离器集液腔的有效液封，根本解决了气窜问题。

2.3.2 有效减缓高压差调节阀内漏加剧问题

由于常规装置集液腔小，液相调节阀工作范围

压缩在极窄区间，调节阀频繁开关，加之高压气流

和液流连续冲刷，阀门密封元件受损，内漏加剧。

在新型装置下，调节阀上下游的高压差被固定角阀

承担，调节阀工作压差大幅缩小，液流冲刷程度显

著降低。同时，调节阀在全开和全关两种模式下运

行，液流稳定，介质形态单一，再次降低冲刷程度，

使调节阀内漏的情况得以改善，工作寿命显著延长。

3 现场改造应用

3.1 南海某气田装置升级改造方案

南海某气田采用新型入口过滤分离装置的设计

思路，对原有入口过滤分离装置相关系统进行升级

改造。考虑到增加缓冲罐带来的施工工期及费用问

题，将备用凝析油聚结分离器作为缓冲罐。通过变

更工艺流程，将三套入口过滤器底部过滤腔和分离

腔的液体，集中到备用凝析油聚结分离器中处理，

如图4所示。从海管干气引入压力源保持备用凝析

图2 新型入口过滤分离装置示意

接触塔

SDV 天然气

冷却器

角阀 SDV

缓冲罐

稳压管

入口过滤分离器分离腔

过滤腔

2.1 新型装置组成

该卧式入口过滤分离装置包括入口过滤分离装

置主体、缓冲罐及其他附属装置。入口过滤分离装

置主体包括过滤腔和分离腔，过滤腔和分离腔出口

合并后经过 U 型管线进入缓冲罐，确保实现液封，

缓冲罐液相经液位调节阀和手动角阀进入高压火炬

分液罐。入口过滤分离装置主体通过稳压管线和缓

冲罐连通。

2.2 新型装置运行原理

新型入口过滤分离装置将新增缓冲罐作为集液

装置，对装置整体液位进行控制。缓冲罐在压差控

制阀下保持与入口过滤分离装置主体恒定的压差，

用以向过滤分离器主体液相流通提供动力。过滤和

分离产生的液流通过U型管线实现液封，并且在设

计压差下保持相对固定的液相高度，在U型管和恒

定压差控制下使过滤分离器主体产生的液相平稳进

入缓冲罐。集液腔液封原理如图3所示。

新增缓冲罐液相控制采用液位调节阀加角阀组

合的模式。缓冲罐本体与下游高压火炬分液罐间高

压差，通过恒定开度的角阀实现梯度控制，确保角

阀上游液位调节阀前后压差最小化运行。缓冲罐液

图3 集液腔液封原理

U 型管内液柱压力与

容器压差 ∆P 平衡

∆P

来自天然气冷却器 去接触塔

缓冲罐

入口过滤分离器

- 66 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

油聚结分离器压力稳定，备用凝析油聚结分离器出

口液相经液位调节阀到高压火炬分液罐。为保证备

用凝析油聚结分离器油水均进入高压火炬分液罐，

原有水包液位计及液位开关浮子更换为油相浮子。

保留原有三套入口过滤分离装置液位调节阀，其液

位开关关断逻辑不变，备用凝析油聚结分离器液位

低关断逻辑不变，液位高高关断逻辑增加关闭上游

所有的液相来源相关的关断阀。

表 1 入口过滤分离装置升级前后的放空量

日放

空量 /m3

年放

空量 / 万 m3

年经济

效益 / 万

元

折算年

CO2 排放

量 /t

折算年

标准煤 /t

升级前 533 19.19

35 227 467

升级后 0 0

4 应用效果评价

4.1 经济效益

实施如上措施后，通过备用凝析油聚结分离器

作为缓冲罐，能有效增加入口过滤分离装置液位调

节阀的背压，减缓上游来液冲击阀芯而保障其液位

相对稳定，减少调整频次，有效解决入口过滤分离

装置腔室液位无法稳定、天然气窜入火炬罐大量放

空、管线节流冻堵等问题，达到了排液稳定、火炬

减少、管线无冻堵的效果。

平台通过合理利用现有设备，降低了工程投

入。液位调节阀原计划更换4台，项目实施后差压

减小，2台调节阀可正常使用，仅需更换2台，可节

约备件费用20万元。

依据历史数据，入口过滤分离装置升级前每

天平均放空533 m3

，升级后放空量降为0 m3

，一年

（按360天计算）可减少天然气放空量19.19万m3

，

35 万元 / 年，即取得持续性效益 35 万元 / 年，对比

详见表1。

综上所述，通过入口过滤分离装置升级，取得

一次性效益20万元，持续性效益35万元/年。

4.2 社会效益

通过减少天然气放空量，可节约标煤 227 吨，

减少碳排放量467吨/年，减少大气污染，达到节能

减排和保护环境的目的。

彻底消除了因阀门内漏导致的管线冻堵和振动

对工艺系统的不利影响，确保了设备的本质安全，

在保障现场工艺系统平稳运行的基础上，消除了因

冻堵和振动导致的安全隐患，从根本上保证了现场

安全。

5 结论

（1）传统入口过滤分离装置液位无法稳定的原

图4 某气田新型入口过滤分离装置的应用流程

天然气冷却器

天然气冷却器

天然气冷却器 去接触塔 A/B

去接触塔 A

引压管线 海管干气来 SDV

去火炬罐

去火炬罐

去火炬罐

SDV

SDV

SDV LV

去接触塔 B

入口过滤分离器 A

入口过滤分离器 B

入口过滤分离器C

备用凝析油聚结器

（缓冲罐） 高压火炬分液罐

2024 年.第 1 期 苗建，等．一种气田新型入口过滤分离装置的设计及应用 - 67 -

因多为液位调节阀压差大、集液腔体积小，应从降

压方式、调节模式、集液方式等方面入手采取应对

措施。

（2）新型入口过滤分离装置，从液位无法稳定

的相关原因出发，通过在传统卧式入口过滤分离装

置的基础上增加缓冲罐及相关附件，可有效应对传

统入口过滤分离装置存在的问题。

（3）新型入口过滤分离装置经过现场实践应用，

能有效保持液位稳定，解决阀门内漏导致的液位不

稳、大量放空、管线冻堵等相关问题，可在油气行

业处理相关专业中的高压系统设备的排液流程中推

广应用。

高压工艺系统向低压工艺系统内漏天然气的

问题，在油气行业中广泛存在，压力越高问题越突

出。新型入口过滤分离装置液思路和方法，在工艺

和安全方面具有极大的可行性，广泛适用于油气行

业处理相关专业中的高压系统设备的排液流程，对

行业中同类型设备提供了借鉴和参考，同时对新建

设施的设计提供了现场经验和技术支持，具备很强

的推广性。

参考文献

[1] 程晓明，朱庆龙，陈奉华．天然气净化厂循环冷却水

旁流过滤器选型探讨[J]．天然气与石油，2017，35（6）：

80-84．

[2] 曹文全，韩晓兰，刘钊，等．旋流分离技术在高含硫

天然气净化厂的应用[J]．天然气与石油，2017，35（2）：

47-52．

[3] 王保群，林燕红，焦中良．我国天然气管道现状与发

展方向[J]．国际石油经济，2013，21（8）：76-79+110.

[4] 张剑波，翁军利，宋丽丽，等．不同类型溶液过滤器

在天然气净化装置中的应用[J]．天然气工业，2006，

26（9）：147-149+180．

[5] 杨福武．高含硫天然气过滤单元提升优化研究[J]．低

碳世界，2017（3）：100-101．

[6] 刘震，姬忠礼，吴小林，等．高含硫天然气过滤单元

性能优化[J]．天然气工业，2016，36（3）：87-92．

[7] 肖连，古自强，常程，等．天然气净化用过滤元件性

能测定与分析[J]．石油机械，2015，43（12）：81-85.

[8] 李春亮，张丽凤，曹国军，等．天然气净化脱硫装置

过滤器的应用与优化[J]．石化技术，2017，24（3）：

267．

[9] 邵春明．天然气压缩机干气密封滤芯性能测定与分析

[J]．石油机械，2017，45 （4）：102-106．

[10] 姬忠礼．天然气输送用过滤分离设备性能测定与分析

[J]．中国石油大学学报（自然科学版），2013，37（5）：

145-150．

[11] 何策，刘慕双，张海龙．复合金属滤材过滤性能试验

研究[J]．石油机械，2006，34（6）：1-3+2．

[12] 宋双和，周欣．圆筒折叠式滤芯在高清洁度液压油

生产中的应用 [J]．合成润滑材料．2013，40（2）：

19-21．

[13] 张昱威，李方俊．天然气滤芯性能试验方法的探讨

[J]．当代化工，2016，45（12）：2856-2858+2868．

[14] 李熹，郭益，米力田．新型过滤器结构分析及改进

[J]．天然气与石油，2005，23（1）：7-10+65．

八面来风

Paragon FCC 催化剂提高炼厂利润

为帮助炼厂生产碳排放更低的运输燃料，W. R. Grace公司最近推出了Paragon催化裂化（FCC）催

化剂技术。Paragon FCC催化剂在催化裂化装置的高载体表面积催化剂中加入了稀土基钒。公司表示，

Paragon技术可以帮助炼厂扩大其FCC操作窗口，提高处理各种原料的灵活性，从而提高盈利能力。该

技术可以最大限度提高原料的塔底升级，同时在恒定的焦炭产量下提高转化率，使炼厂能够以更可持

续的方式生产燃料。Paragon 催化剂是一项多年研发项目的成果，该项目旨在开发先进的钒捕集剂，并

且需要考虑催化剂的金属耐受性。

（王加欣 摘译）

摘  要：该文总结了某石化企业1#

重整装置再生器历次检修内网损坏及检修情况，分析再生器内网损坏的

原因主要是再生系统烧焦能力与反应系统规模不匹配、程控阀频繁故障、系统粉尘量大、热偶检测

不具有代表性等引起的床层局部超温，并针对损坏原因提出了增设柔性热偶、降低程控阀故障率、

“不停车”换阀等改进措施，应用效果表明各项措施能够明显降低床层局部超温风险，防止再生内

网损坏，能够显著提升1#

重整再生系统运行稳定性。

关键词：重整再生器内网 局部超温 内网堵塞 程控阀故障 柔性热偶

重整再生器内网损坏原因分析及改进措施

张娜

（中国石化扬子石油化工有限公司，江苏南京 210044）

收稿日期：2023-07-11

作者简介：张娜，硕士，工程师。目前从事化工工艺技术管理工作。

通讯联系人：张娜，zhangna.yzsh@sinopec.com。

某石化企业 1#

重整装置采用的是由美国 UOP

公司开发的第一代连续重整技术，原设计加工能力

105.7万t/a，配套催化剂常压再生装置最大处理能

The Cause Analysis of Damage and Improvement Measures

of Reforming Regenerator Inner Net

Zhang Na

（SINOPEC Yangzi Petrochemical Co., Ltd，Nanjing，Jiangsu 210044，China）

Abstract: This paper summarizes the damage and maintenance of the regenerator inner net in 1#

reforming unit of a

petrochemical enterprise. The main reasons for the inner net damage of the regenerator are the local overtemperature

of the bed caused by the mismatch between the carbon-burning capacity of the regeneration system and the scale

of the reaction system, frequent failure of the program control valve, large amount of dust in the system, and

unrepresentative thermocouple detection. According to the causes of damage, adding flexible thermocouple, reduceing

the failure rate of program control valve and changing the valve with \"no stop\" are proposed. The application results

show that all measures can significantly reduce the risk of local overtemperature of the bed, prevent the damage of the

inner net, and significantly improve the operation stability of the 1#

reforming regeneration system.

Keywords: the inner net of regenerator；local overtemperature；inner net plugging；failure of program control

valve；flexible thermocouple

力907 kg/h，于1990年2月首次开车。再生装置主

要是将活性较低的待生催化剂经过烧焦、氧氯化、

干燥、还原等步骤，恢复催化剂活性。1997年9月

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 安全运行 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

引用格式：张娜．重整再生器内网损坏原因分析及改进措施 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：68-72.

2024 年.第 1 期 张娜．重整再生器内网损坏原因分析及改进措施 - 69 -

1#

重整装置完成139.35万t/a扩能改造并投产，但催

化剂再生装置并未同步扩能。自1997年以来，再生

器过渡区内网共计发生7次损坏或变形，内网更换

了3次，严重制约了1#

重整装置优质运行。

1 1# 重整再生器概况

1#

重整再生器为UOP第一代再生器。内件主要

有与再生器同轴布置的内外约翰逊筛网，以及在底

部均匀分布的催化剂导流板及干燥空气分布器。再

生器主要分为四个区域，从上到下依次为再生区、

氯化区、过渡区和干燥区。1#

重整再生器与重整反

应器结构相似。催化剂自上而下移动，气流则从四

周向中心流动，穿过催化剂床层。再生器主体分两

部分，上部有两个垂直的环形区，而直径缩小的下

部除了催化剂导流锥体外是全空的。反应器内筛网

直径1 680 mm，外筛网直径2 135 mm，由垂直的网

丝构成，保证最少的催化剂磨损。再生器示意结构

见图1。

催化剂再生器内原设计自上而下单点单侧布置

13 支套管式热偶，其中烧焦区 6 支、过渡区 3 支、

氯化区4支，用于检测床层温度，确保催化剂再生

装置安全稳定运行。自1997年以来，再生器过渡区

内网共发生7次损坏或变形。

2 1# 重整再生器内网损坏原因分析

再生内网历年损坏的直接原因主要为床层局部

超温导致内网过烧损坏，深入分析导致床层局部超

温的原因主要有以下四点。

2.1 再生系统烧焦能力与反应系统规模不匹配

1#

重整装置在1997年扩能改造时，处理能力由

105 万t/a扩大至139.35万t/a，催化剂积碳量较改造

前增加了30%；而再生系统并未同步改造，导致再

生烧焦能力不足。同时2010—2020年重整进出料换

热器改用板壳式换热器（以下简称板换），由于板

换抗波动能力差，为保护板换，重整装置负荷最低

只能降至210 m3

/h（2010年前，再生器检修期间重

整装置负荷最低可降至160 m3

/h），导致再生器检修

期间反应器内催化剂碳含量偏高。受再生烧焦能力

限制以及检修时高负荷运行影响，催化剂碳含量长

期偏高，床层上部烧焦不彻底，含碳催化剂进入氧

含量（14%～17%（φ））较高的过渡区产生局部超

温，导致内网局部变形，甚至网间隙变大张口，发

生催化剂跑损[2]。

2.2 程控阀故障导致再生系统频繁热停车

程控阀频繁故障，再生系统热停车次数多。程

控阀经常由于阀芯磨损内漏、膜片损坏、执行机构

异常等种种原因发生故障，再生装置不得不停车换

阀。2016—2019 年分别停车 28、20、23 和 16 次，

除计划停车消缺外，程控阀故障是影响再生装置开

工率的主要原因。每次停车，烧焦床层温度从580

℃快速降至450 ℃左右，热停车期间床层温度变化

速率达120 ℃/20min。由于内网和外网的热膨胀和

收缩程度不同[3]，温度骤变对再生器内网强度有较

大影响，也会导致催化剂强度下降，加剧了粉尘产

生。系统粉尘增多，内网堵塞加剧，催化剂烧焦不

完全，高碳催化剂进入高温高氧氯化区，引起超

温，损坏再生器内网和催化剂[4]。

2.3 内网堵塞引起烧焦区轴向有效长度减小导致烧

焦能力下降

受工艺技术限制，1 图1 再生器示意结构 #

重整催化剂在反应器和再

催化剂进口

氯化循环气出口 再生循环气出口

氯化循环气进口

再生循环气进口

催化剂导向装置

催化剂出口

压力平衡管

外网

内网

催化剂流动椎体

干燥空气

隔板

再生区氯化区干燥区过渡区

- 70 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

生器内的流动均为间歇式。此外 1#

重整再生系统

催化剂两根提升管由垂直管和水平管组成，其间由

90°圆弧连接，曲率半径为750 mm，催化剂提升过

程中经过弯头会发生折射、反弹多次撞击管壁，造

成催化剂不同程度的磨损而产生粉尘，相比于其他

再生装置，该装置催化剂粉尘量较大；同时由于上

述程控阀故障频繁，热停车次数多，加剧了粉尘产

生。粉尘量大导致再生器内网堵塞，进而造成烧焦

区轴向有效长度减小，烧焦能力下降，催化剂床层

上部烧焦不彻底，局部超温[5-6]，损坏内网。

2.4 再生床层热偶分布不合理导致局部超温

对历年过渡区过烧位置进行分析，可以发现

2016年、2017年与2019年过烧区域基本相同，均

在烧焦区热偶分布对侧，如图2所示。热偶分布位

置的网面无过烧痕迹，这表明在烧坏部位的一侧存

在烧焦峰值下移，含碳量较高，催化剂进入高温高

氧的过渡区中部发生剧烈燃烧，进而产生局部超

温。这主要是由于热偶分布不合理，测得的局部床

层温度不具代表性，未检测到局部超温点，不能为

烧焦操作提供有效指导。

计划，避免1#

重整装置长时间高负荷运行。2020年

检修时，重整进出料换热器板换原位更换为抗干扰

更强的缠绕管换热器[7]；重整装置最低负荷不再限

制于 210 m3

/h。停车期间可适当提高循环氢流量，

降低重整反应温度，视情况降低重整反应负荷，避

免催化剂碳含量升高。

3.2 降低程控阀故障率，减少再生热停车次数

对再生程控阀运行可靠性进行技术攻关，总结

提炼出“不停车”换阀标准化操作法。将故障率较

高的程控阀（BV–3#

、BV–5#

）更换为质量较高、适

用于较苛刻工况的优质阀门。做好程控阀故障情况

的收集，进一步摸清故障规律，在每年的计划性消

缺时检修、更换故障阀门，提高再生系统运行稳定

性；同时对再生装置具体操作步骤进行研究和探

索，总结出了再生装置“不停车”换阀和更换滤袋

标准化操作，该措施实施后大大降低了再生装置频

繁停车更换程控阀次数，避免了催化剂粉尘增大、

堵塞内网孔隙、降低流通面积、局部过烧对再生内

网强度造成影响。上述一系列措施实施后，2020年

全年因程控阀故障仅热停车一次，2021年全年1#

重

整再生系统未发生热停车，再生系统运行稳定性得

到明显提升。

3.3 及时清除系统粉尘防止再生内网堵塞

针对系统粉尘量较大问题，优化淘析系统操

作，提高粉尘淘析效果，必要时进行过量淘析，确

保系统产生的催化剂粉尘及时淘析干净；同时在日

常生产运行中，密切监控催化剂粉尘中整颗粒、碎

颗粒与粉尘的比例[8]，根据实际情况及时调整淘析

气量，确保既能将粉尘尽量淘析干净，又不过多的

损失催化剂。根据再生循环气量下降情况及时停车

清理再生器内网，目前平均每年停车一次对再生器

内外网进行刷洗清理。该措施实施后，再生单元再

生循环气量年下降率由8.7%下降至4.2%，氯化循

环气年下降率由7.6%下降至2.7%，再生内网堵塞

程度降低明显，系统粉尘量显著降低。

3.4 新增柔性热偶扩大床层监测范围

利用 2020 年停车消缺时机，在再生器内增设

12 支柔性热偶，即现有烧焦区 6 支热偶保持不变，

在超温风险较高的一侧，与原热偶同等床层高度增

设 6 支柔性热偶，同时将现有过渡区 3 支热偶取消

（作为新增热偶的测温口），超温风险较高区域的过

图2 热偶分布与超温区域位置

䗷⑑४✝ڦս㖞

䗷⑑४ਈᖒ४ฏ

ь

े

㿶؟ಘᡚ䶒⭏޽

˄䗷⑑४˅

3 改进措施和应用效果

针对导致再生床层局部超温造成内网过烧损坏

的原因，提出以下四点改进措施；各项措施实施后

已初见效果，具体如下。

3.1 合理控制重整反应负荷

对再生烧焦能力进行评估，合理下调待生催化

剂碳含量控制指标。根据碳含量情况确定重整排产

2024 年.第 1 期 张娜．重整再生器内网损坏原因分析及改进措施 - 71 -

渡段增设 6 支柔性热偶（两两互为 180°），如图 3

所示，以扩大床层温度监测范围，为操作提供有效

指导。同时增加烧焦床层温度高再生热停车的高联

锁，防止再生床层局部超温。

2020年8月投用后，可以看到新增热偶烧焦区

中部温度明显高于原有热偶，表明在新增热偶一侧

上部烧焦缓慢，原未被检测到的高温点被新热偶检

测出，床层温度分布状况如图 4 所示。2021 年 12

月，1#

重整再生单元计划性检修，内网抽出后，原

易损坏区域及其它区域均未发现局部变形、损坏

等现象，这说明新增热偶为烧焦操作提供了有效指

导，避免了高碳催化剂带入高温高氧的过渡区剧烈

燃烧，产生局部超温，实现了重整再生系统安全稳

定性的提升。

4 结论

1#

重整再生器内网损坏主要原因是再生系统

烧焦能力与反应系统规模不匹配，程控阀频繁故障

导致再生系统热停车次数多以及再生器内热偶检测

不具有代表性。通过根据碳含量情况确定重整排产

计划，降低程控阀故障率和提出“不停车”换阀标

准化操作，减少再生系统热停车次数，提高粉尘淘

析效果，定期停车清理再生内外网，在超温风险较

图4 再生器床层温度分布

新增杂性热偶 原有热偶

烧

焦

区

过

渡

区

T3509A 406.875 T3509 406.874 TS3530 406.874

T3510 563.515 T3531 563.515

T3511 549.635 T3532 549.842

T3512 483.954 T3533 483.908

T3513 478.758 T3534 478.784

T3514 483.01 TS3535 482.895

T3538 486.464 T3517 484.224

T3537 479.488 T3516 479.973

T3536 479.183 T3515 479.82

T3510A 563.493

T3511A 577.494

T3512A 499.099

T3513A 479.945

T3514A 479.996

图3 再生器新增热偶分布示意

TI2 TI1 TI3

烧焦区

6 支

氯化区

4 支

过渡区

3 支

新增热偶

12 支

35° 35°

（取消）

高的一侧增设柔性热偶等措施，可以有效降低床层

局部超温导致内网过烧变形损坏的风险。措施实施

后，再生系统安全稳定性得到大幅提升，降低了内

网因超温发生局部变形而损坏的风险以及再生系统

跑剂事件发生的可能性，确保了装置高负荷安稳运

行，也大幅度降低了检修作业的安全环保风险，为

同行业类似问题提供了有效参考。

参考文献

[1] 李学军，陈国平．重整再生器内网堵塞的危害与对策

[J]．扬子石油化工，2001，（6）：17-19.

[2] 陈国平．连续重整长周期生产中存在的问题及措施

- 72 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

Conversion Characteristics in Catalytic Cracking of Coal

Tar in the Presence of Dolomite-Supported Catalysts[J].

Energy & Fuels，2019，33（6）：5102-5109.

[36] 田文君，张磊，宋海涛，等．新型硫转移剂在不完全

再生催化裂化装置上的工业应用[J]．石油炼制与化工，

2017，48（4）：62-68．

[37] Maya-Yescas R，Villafuerte-Macías E F，Aguilar R，et

al. Sulphur oxides emission during fluidised-bed catalytic

cracking [J]. Chemical Engineering Journal，2005，106

（2）：145-152.

（上接第 38 页）

[J]．石油炼制与化工，2010，（45）：19-24.

[3] 重整反应器及再生器内约翰逊网破裂原因及维修 [J].

化学工程与装备，2022，（5）：156-157.

[4] 陈国平．重整装置催化剂循环过程典型故障分析及对

策[J]．扬子石油化工，2009，（24）：28-29.

[5] 连续重整再生器约翰逊内网破损原因分析及处理 [J].

炼油技术与工程，2019，（4）：34-37.

[6] 刘青建．重整再生器约翰逊网泄漏的处理方案[J]．化

工机械，2009，（6）：604-606.

[7] 王猛.高效单旋式换热器在连续重整装置上的应用[J].

石油石化绿色低碳，2021，（5）：49-54.

[8] 连续重整再生系统几起典型事故分析[J]．石油石化节

能与减排，2014，（5）：10-13.

八面来风

新的电催化技术实现室温下二氧化碳制甲醇

据报道，一种新的电催化技术首次实现了在室温常压下的商用反应装置中利用二氧化碳生产甲醇。

美国Oxylus能源公司近期推出了一个5 cm2

的电解池，可以通过电催化将二氧化碳转化为甲烷。

耶鲁大学研究人员和Oxylus能源公司首席技术官兼联合创始人Conor Rooney对酞菁钴催化剂进行了

特殊改性，使电催化二氧化碳反应能够在更温和的工艺条件下运行，同时也显著提高了甲醇选择性。

Oxylus能源公司首席执行官兼联合创始人Perry Bakas表示，没有其他催化剂可以将低温低压二氧

化碳电解成甲醇。催化剂的第一次迭代包括将酞菁钴分散在碳纳米管上、在催化电极结构上添加微孔

层、在酞菁钴的配体上胺的修饰。研究表明，微孔层极大地促进了一氧化碳的传质，使得法拉第效率

从40%提高到66%。Perry Bakas表示，目前二氧化碳制甲醇技术已经实现了80%以上的甲醇选择性。目

前，Oxylus公司正在围绕该催化剂构建膜电极组装反应器。反应器类似于典型的质子交换膜（PEM）电

解槽装置，但在阴极一侧，有一个用于二氧化碳转化的气体扩散电极。除了推出5 cm2的电解池外，研

究团队目前正在对50 cm2的电解池进行测试。

（王加欣 摘译）

摘  要：针对苯乙烯装置冷冻机组运行中存在的仪表及控制系统故障率高的问题，分析其原因，包括现场检

测仪表设计选型不当、单点联锁仪表可靠性低、现场可编程控制器（PLC）市电供电不稳、PLC中

央处理器（CPU）、输入输出模块（I/O单元）、通讯单元、供电模块非冗余设计，PLC现场运行环

境恶劣等。通过采取现场检测仪表设计改型、单点联锁逻辑变更为二取二联锁逻辑、机组控制由

PLC改为分散控制系统（DCS）控制、现场仪表供电由市电改为不间断电源（UPS）等措施，冷冻

机组仪表及控制系统故障引起机组非计划停机次数降为零，为苯乙烯装置安稳长运行提供了保障。

关键词：机组仪表 控制系统 仪表供电 原因分析 对策

冷冻机组仪表及控制系统故障原因分析及对策

余庭辉

（中国石化湖南石油化工有限公司，湖南岳阳 414014）

收稿日期：2023-06-06

作者简介：余庭辉，学士，高级工程师。目前从事自动化仪表技术管理工作。

通讯联系人：余庭辉，yuth7.hnsh@sinopec.com。

某石化公司苯乙烯装置冷冻机组为该装置精馏

系统提供合格的低温冷冻水，维持负压塔系统压力

Cause Analysis and Countermeasures of Instrument and

Control System Failure of Refrigeration Unit

Yu Tinghui

（SINOPEC Hunan Petrochemical Co., Ltd，Yueyang，Hunan 414014，China）

Abstract: In view of the high failure rate of instrument and control system in the operation of freezing unit in styrene

plant, the causes are analyzed, including improper design selection of on-site detection instrument, low reliability of single

point interlocking instrument, unstable power supply of on-site programmable controller (PLC), nonredundant design

of PLC CPU, input/output module (I/O unit), communication unit and power supply module, and poor on-site operation

environment of PLC. By taking measures such as improving the design of on-site detection instrument, changing the single

pointinter locking logic to two out of two interlocking logic, changing the unit control from PLC to decentralized control

system (D) and changing the power supply of on-site instrument to uninterruptible power supply (UPS), the number of

unplanned shutdowns caused by instrument and control system failure of freezing unit has been reduced to zero, providing

a guarantee for the stable and long operation of styrene plant.

Keywords: unit instrument；control system；instrument power supply；analysis of causes；countermeasure

正常，避免苯乙烯产品因温度过高而造成产品不合

格。冷冻机组由A、B两套机组构成，正常一开一

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 安全运行 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

引用格式：余庭辉．冷冻机组仪表及控制系统故障原因分析及对策 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：73-77.

- 74 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

备。每套机组由螺杆压缩机、油分离器、冷凝器、

节流装置、蒸发器、控制系统、辅助单元等组成，

主机采用螺杆制冷压缩机，由电机驱动。冷冻机组

仪表及控制系统包括现场检测仪表、现场可编程控

制器（PLC）、电磁阀、控制阀、电控单元等。长期

以来，机组仪表及控制系统在使用过程中存在现场

检测仪表及电控单元故障多发、PLC运行不稳定等

问题，导致机组故障跳停频繁，影响苯乙烯装置安

稳运行。该文针对机组仪表及控制系统存在的问题

及原因进行了分析，并提出了相应改进措施，实施

后效果较好。

1 现状及存在问题

1.1 机组控制原理

冷冻机组控制系统由3套PLC实现。现场设有

A 机组和 B 机组两个分控台和A 机组、B机组公用

的总控台，分控台和总控台均装有压力传感器等控

制元件。A机组和B机组的分控台分别实现本机组

的运行监控和联锁保护；总控台 PLC 负责实现乙

二醇水溶液、循环水、密封氮气等介质的压力、温

度、流量参数检测和相应控制阀门（循环水出冷凝

器开关阀、乙二醇水溶液出蒸发器开关阀、乙二醇

水溶液供装置压力控制阀）的控制以及乙二醇泵变

频调节；总控台PLC还负责将上述控制参数传输至

分控台，负责A、B机组的协调控制。三套PLC系

统监控参数通过RS485接口通讯到控制室分散控制

系统（DCS），供操作人员实时监控。图1为机组控

制系统结构示意。

机组出现排气压力超过设定值、机组油压差低于设

定值、主电机故障等异常情况时，机组紧急停机。

1.2 存在问题

1.2.1 机组仪表问题

机组联锁保护用的流量开关可靠性低，故障

率高。每台机组设计两台流量开关，其中1台流量

开关安装于机组冷凝器出口循环水管线上，用于检

测机组冷却水流量。当机组冷却水流量低于设定值

时，流量开关触发机组保护停机；另外1台流量开

关安装于机组蒸发器入口乙二醇管线上，用于检测

乙二醇流量，当机组乙二醇流量低于设定值时，触

发机组保护停机。机组投入运行以来，4台流量开

关均发生过故障停机事件，并且流量开关故障后无

法在线切出维修。

机组联锁保护用的油压差开关故障频次高，油

压差开关因泄漏等原因导致了机组 7 次故障停机。

油压差开关用于检测机组润滑油压力与机组排气压

力的差值，当差值低于100 kPa时，触发机组故障

保护停机。

热继电器、空开、中间继电器等电气元件工作

不稳定，存在误动现象，引发总控台和分控台失电

和润滑油泵停运等问题，导致机组故障停机3次。

1.2.2 控制系统问题

PLC控制器运行不稳定，出现CPU死机、输入

和输出通道失效等问题，引起由总控台PLC控制的

机组乙二醇变频泵调速信号丢失，变频泵跳停，导

致机组故障停机5次。

机组仪表及控制系统设计采用普通电源（GPS），

并且与润滑油泵电机为同一供电回路，控制系统供

电不稳定，因油泵电机供电问题导致整个控制系统

失电发生过1次。

机组距离操作室大约200米，机组启动、负荷

调整、机组切换、机组停机等正常操作均需操作人

员赶往现场进行操作，增加了员工劳动强度。

2 原因分析

机组仪表及控制系统故障原因包括现场检测仪

表及电气元器件不可靠、仪表安装位置不当、现场

运行环境较为恶劣、联锁条件单一可用性低、PLC

及其输入输出模块非冗余配置、系统供电不稳定

等。控制系统故障引发的机组跳停事件超过 20 余

图1 机组控制系统结构示意

A 机组 A 机组

分控台

总控台

PLC 分控台

B 机组

公用

系统

控制室

DCS

B 机组

机组控制程序包括启动、正常停机和故障停机

程序。当机组满足启动条件并接收到信号时，机组

按照程序启动运行。当正常运行的机组出现冷冻水

或循环冷却水流量低于设定值、机组润滑油温超过

限定值、机组出口冷冻水温度低于设定值或人为手

动摁下停机按钮时，程序停止运行。当正常运行的

2024 年.第 1 期 余庭辉．冷冻机组仪表及控制系统故障原因分析及对策 - 75 -

（5）PLC供电系统设计为市电220 V，与机组

油泵、油加热器等共用电源。现场检测仪表使用现

场开关电源24 V供电，非冗余设计。整个控制系统

电源质量和可靠性不高。

3 对策

3.1 改造现场检测仪表

（1）流量开关重新选型并移位至上水阀内，便

于故障时检修。每台机组有2个用于断水保护、联

锁停机的流量开关，其中1个安装于冷凝器循环水

管线上，移至上水阀内，故障时可以切出系统进行

检修；另外1个安装于乙二醇系统，即蒸发器进水

线上，故障时无法在线检修，需要移位。在联锁逻

辑设置方面，增加机组循环水总管流量计流量低

低和去装置乙二醇总管流量计流量低低联锁判断条

件，分别与 2 个流量开关组成二取二逻辑。图 3 为

乙二醇流量开关移位示意。

图2 RT260A开关内部结构示意

泄漏点

起，分析其主要影响因素有以下几个方面：

（1）4台流量开关在机组投用不到一年时间先

后出现故障，拆开检查发现流量开关的叠片断裂或

弹簧失效，应属于产品制造质量问题。更换为同型

号的产品，流量开关故障率明显降低。

（2）每台机组设置3个压力或差压开关实现机

组控制和联锁保护，分别为机组排气压力开关、过

滤器差压开关、油压差开关。检测元件为弹簧加波

纹管，其中油压差开关故障率最高，图2为油压差

开关RT260A内部结构示意。

DCS ᙫ᧗ਠ

к≤䰰

㠚҉Ҽ䞷⌥

ᙫ᧗ਠ

PLC

DCS PLC

Aᵪ㓴

㫨ਁಘ

Bᵪ㓴

㫨ਁಘ

҉Ҽ䞷

ᙫ㇑⍱䟿䇑

҉Ҽ䞷৫㻵㖞

〫սਾ

ޣ⍱䟿ᔰ

ࡽս〫

ޣ⍱䟿ᔰ

〫սਾ

ޣ⍱䟿ᔰ

ࡽս〫

ޣ⍱䟿ᔰ

图3 乙二醇流量开关移位示意

（2）取消每台机组的油压差开关、排气压力开

关、吸气压差开关；新增机组润滑油压力变送器、

排气压力变送器、吸气压力变送器；将机组润滑油

压力联锁改为二取二逻辑，将排气压力与润滑油压

力差值联锁改为二取二逻辑，图4为机组压差及压

力开关流程示意。

3.2 改造机组控制系统，提高控制系统可靠性

将现场机组PLC控制改为室内DCS控制，DCS

控制器、输入/输出（I/O）单元、通讯单元、供电

模块等均为冗余配置，机组仪表电源改为冗余直流

电源（UPS 供电）。一方面改善了机组控制系统运

机组润滑油泵为转子柱塞泵，润滑油在管路中

产生高频脉动，并且油泵输送的介质存在气、液两

相的转换，油泵产生一定程度的振动，高频脉动和

振动通过管路传导至油压差开关，导致油压差开关

的定位杆上下窜动。一方面定位杆的窜动使得压差

开关信号输出不稳定，产生“油压低”联锁停机信

号，机组误停；另一方面定位杆的高频窜动导致油

压差开关测量部位的波纹管因伸缩应力疲劳破裂，

使得波纹管腔内润滑油和制冷剂泄漏，差压开关检

测信号失真，机组联锁跳停。

（3）现场环境温度、湿度的变化影响PLC系统

稳定工作。PLC、开关电源、安全栅、继电器、温

度变送器等安装在防爆箱内，夏季温度高，热量散

发不出去，加速电子元器件老化失效，容易出现

PLC死机、开关电源、继电器、空开误动现象，造

成机组故障停机。

（4）PLC系统为S7-300，CPU、输入/输出（I/

O）单元、通讯单元、供电模块等都是非冗余设计，

控制系统可靠性不高。一旦某个卡件故障，整个控

制系统失去作用，机组就会跳停，PLC的可靠性直

接影响机组的安稳运行。

- 76 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

行环境，提高机组控制系统和供电系统稳定性；另

一方面，操作人员在操作室就能实现对机组的远程

监视和控制，大大降低了劳动强度。

（1）机组PLC I/O点数

A、B机组PLC输入输出点数见表1，其中模拟

量输入（AI）50点，数字量输入（DI）30点，模拟

量输出（AO）3点，数字量输出（DO）31点，总

共114点。

Sm01_03和Sm02_04备用I/O点数为823点，可以满

足冷冻机组控制系统改造需要。考虑A、B机组共

用控制点极少，为了平衡两个控制器负荷，A机组

I/O信号处理由Sm01_03控制器实现；B机组和公共

点的I/O信号处理由Sm02_04控制器实现。考虑机

组联锁控制的安全性和可靠性，机组控制和联锁点

的AI、DI、AO、DO卡件冗余配置。

（3）DCS当前运行负荷

DCS当前负荷裕量，除PSA单元Sm03_PSA控

制器负荷裕量53.25%接近设计规范临界值之外，其

余控制器负荷裕量空间较大。Sm01_03控制器负荷

裕量69.24%，Sm02_04控制器负荷裕量68.98%，均

可满足A、B机组I/O所增加的运行负荷。

（4）仪表直流电源负荷

DCS仪表电源配置有三组冗余直流电源，分别

给安全栅柜、端子柜、继电器柜、浪涌保护器柜、

网络柜、现场其他仪表等提供24 V直流电源，单边

额定容量为440 A，当前运行负荷39.77 A，负荷率

9%。冷冻机组现场仪表改为DCS控制，增加I/O点

数114点，增加直流电源负荷不超过10 A。因此当

前配置的仪表直流电源负荷完全满足机组仪表及控

制系统改造需要。

（5）主要设备控制方案

螺杆压缩机：在现场分控台设置紧急停机按

钮，信号进DCS。现场不设操作柱，压缩机启动、

停机由DCS远程实现，电机故障信号、运行状态信

号由电气送至DCS。

润滑油泵：现场不设操作柱，油泵电机启动、

停机由DCS远程实现，电机故障信号、运行状态信

号由电气送至DCS。

乙二醇泵：现场增设操作柱，电机启动、停机

可由操作柱和DCS实现。当运行泵故障停机或出口

压力低于0.4 MPa时，备用泵能实现自启。电机故

表 1 冷冻机组 I/O 统计

I/O 类型 AI/点 DI/点 AO/点 DO /点

A 机组 15 15 0 11

B 机组 15 15 0 11

公共点 20 0 3 9

合计（点） 50 30 3 31

表 2 DCS 备用 I/O 统计

卡件

控制器 AI_HART/点 AI_HL/点 AI_LLMUX/点 DI/点 AO/点 DO/点

Sm01_03 99 38 84 102 17 25

Sm02_04 137 13 114 127 17 46

Sm03_PSA 27 0 30 7 3 48

Sm04_GDS 0 43 0 0 0 0

（2）DCS备用I/O点数

苯乙烯 DCS 现有备用 I/O 点数统计见表 2。

DCS 共有 4 对控制器，Sm01_03 和 Sm02_04 为通

用控制器；Sm03_PSA 为 PSA 单元专用控制器；

Sm04_GDS 为可燃有毒气体报警器专用控制器。

PS

PS

࣋঻≄੨

ਈ䘱ಘ

੨≄䗷└ಘ

঻㕙ᵪ

⏖━⋩⌥

PI

PI PI PS

੨≄঻ᐞᔰޣ

⏖━⋩঻࣋ਈ䘱ಘ ᧂ≄㠣⋩

ಘ⿫࠶

⏖━⋩ᶕ㠚

ಘࠍߧ

੨≄ᶕ㠚

㫨ਁಘ

࣋঻≄ᧂ

ਈ䘱ಘ

ᧂ≄

ޣᔰ࣋঻

ޣᐞᔰ⋩঻

图4 机组压差及压力开关流程示意

2024 年.第 1 期 余庭辉．冷冻机组仪表及控制系统故障原因分析及对策 - 77 -

障信号、运行状态信号由电气送至DCS。

电加热器：其启用、停止由DCS远程实现，运

行状态信号由电气送至DCS。

苯乙烯DCS为霍尼韦尔PKS系统，其控制器、

电源模块、通讯模块、带控制的输入输出卡件均冗

余配置，DCS运行的可靠性远比PLC高。通过上述

统计分析，DCS备用点数、控制器负荷裕量、仪表

直流电源裕量等方面均符合机组控制系统PLC改造

条件，按照主要设备控制方案实施机组仪表及控制

系统改造就能消除故障，提高机组运行可靠性。

4 实施效果

2021年苯乙烯装置检修期间，对机组仪表及控

制系统实施改造。将机组仪表信号引入DCS，取消

机组现场分控台和总控台PLC控制，保留机组原有

控制方案，优化机组操作模式，改造取得预期效果。

一是机组仪表及控制系统改造以后，机组仪表

及控制系统故障引起的非计划停机次数降为零，冷

冻机组长周期安稳运行有了较大保障。

二是机组操作方式由现场操作改为远程操作，

在DCS操作站画面上就可实现远程监视和控制，无

需去现场点击PLC监视屏，员工的劳动强度大大降

低，机组操作的可靠性得到进一步提升。

5 结论

（1）引起冷冻机组仪表及控制系统故障的具体

因素包括现场检测仪表设计选型不当、单点联锁仪

表可靠性低、PLC市电供电质量不稳、CPU、输入

输出模块（I/O单元）、通讯单元、供电模块非冗余

设计、PLC现场运行环境恶劣等。

（2）通过采取现场检测仪表设计改型、单点联

锁逻辑变更为二取二联锁逻辑、机组控制由PLC改

为 DCS 控制、现场仪表供电由市电改为 UPS 等措

施，冷冻机组仪表及控制系统故障次数、机组非计

划停机次数均降为零，为苯乙烯装置安稳长运行提

供了保障，且降低了员工劳动强度。

（3）冷冻机组为撬装设备，对于新改扩建项目，

在项目前期优化机组控制方式和仪表设计选型显得

十分重要。基于在役装置，通过改造和优化仪表及

控制系统，降低故障率，实现机组安稳运行。实践

表明，冷冻机组仪表及控制系统改造两年以来，冷

冻机组与主装置同步运行率 100%，未发生一起因

仪表及控制系统故障导致的非计划停机事故，改造

效果明显，可为同类装置改造提供借鉴。

（上接第 16 页）

产，发挥单套规模大、氢资源有效利用等优势。但

单装置也受原料、产品单一盈利空间有限；同时，

PDH装置占比提升，增强了对丙烷的依赖。石化行

业利润预计在2023年下半年或者2024年触底反弹。

因过度的产能扩张，整个石化行业低谷期延长。而

丙烯产业链过剩的局势将愈演愈烈，其走出低谷的

时间预计比乙烯产业链要晚。竞争力较差的 PDH

项目可能面临亏损或项目投产延期，甚至搁置。

PDH 行业开工将低负荷运行，小规模 PDH 生存能

力更弱。

图3 2018-2023年中国丙烯PDH装置税前毛利

数据来源：中国石化经济技术研究院

3 000

2 500

2 000

1 500

1 000

500

0

–500

–1 000

–1 500

–2 000

日 期

毛利 /（元 /吨）

2018/01/02 2018/05/25 2018/10/15 2019/03/05 2019/07/22 2019/12/09 2020/04/28 2020/09/10 2021/01/27 2021/06/16 2021/11/01 2022/03/17 2022/08/01 2022/12/15 2023/05/05 2023/09/14

摘  要：该文从工业互联网技术进展入手，从现有基础、数据、模型和应用4个层面介绍了工业互联网在石

化行业环保领域的现状、问题和发展趋势。参考相关领域的成熟技术或可行性研究，从完善工业互

联网架构、水气污染物在线监测提升、分级控制、固体废物风险管控、场地污染风险管控、环保绿

色低碳管理和生态风险防控等7个方面提出推进“工业互联网＋环保”在石化行业落地的对策建议，

并对未来进行了适度展望。

关键词：工业互联网 环保 石化

工业互联网在石化行业环保领域的应用与展望

李焕

（中国石化安全工程研究院有限公司，化学品安全全国重点实验室，山东青岛 266100）

收稿日期：2023-06-06

作者简介：李焕，工学硕士，高级工程师。现主要从事石化行业环保智能优化减排研究工作。

Application and Prospect of Industrial Internet in Environmental

Protection Field of Petrochemical Industry

Li Huan

（State Key Laboratory of Chemical Safety，SINOPEC Research Institude of Safety Engineering Co., Ltd，

Qingdao，Shandong 266100，China）

Abstract: Based on the development of industrial internet technology. The current situation, problems and

development trend of industrial internet in the field of environmental protection in petrochemical industry are

introduced from 4 aspects: existing foundation, data, models and applications. Considering proven technologies and

feasibility studies in related fields, countermeasures and suggestions are put forward to promote the implementation

of \"industrial internet+ environmental protection\" in the petrochemical industry from seven aspects, including

improving the industrial internet framework, online monitoring improvement of water and gas pollutants, hierarchical

control, solid waste risk control, soil and groundwater pollution risk control, green and low-carbon environmental

protection management, ecological risk prevention and control, and a moderate outlook is made for the future.

Key words: industrial internet；environmental protection；petrochemical

工业互联网已成为第四次工业革命的基石 [1]。

在我国，工业互联网平台已进入快速发展期[2]。目

前，拥有完备工业基础和可观存储数据的危化品领

域已率先实现了工业互联网技术的落地应用[3]。据安

全生产风险智能表征与分级预警应用平台上线后的

数据显示，以山东省为例，全省企业报警次数同比

下降76.8%，监管部门发送风险预警次数同比下降

82.3%，企业重大风险源安全运行状况改进明显[4]。

2024 年 2 月·第 9 卷·第 1 期 >> 能源管理 <<

石油石化绿色低碳

Green Petroleum & Petrochemicals

引用格式：李焕．工业互联网在石化行业环保领域的应用与展望 [J]．石油石化绿色低碳，2024，9（01）：78-84.

2024 年.第 1 期 李焕．工业互联网在石化行业环保领域的应用与展望 - 79 -

此深入推进“互联网＋”智慧环保建设是石化行业

环保信息化发展的客观要求和理性选择[7]。

1 工业互联网在石化行业环保领域的应用

1.1 工业建设基础

目前，石化企业环保信息系统已采用“数据＋

模型＋应用”技术路线构建了基于工业互联网的基

础平台[8]，其数据来源包括污染源在线监测系统数

据，基层员工录入的各类环保数据等。在模型层设

置了环保指标计算、监测计划编制等业务组件，以

组件组合方式满足各类应用的业务需求。“工业互

联网＋环保”平台体系架构如图1所示。

目前石化行业环保领域的工业互联网建设还处

于起步阶段，基本是散点式应用，尚未成网。使得

现有的环保平台无法确保企业合法合规经营、无法

有效应对新兴风险、对于源头和过程的节能降碳减

污增效潜力尚未挖掘。特别在双碳背景下，碳资产

管理已成为企业核心竞争力之一，需要依靠信息化

智能化手段实现能源、碳排放、碳资产的精细调控

与管理。相关领域已有较为成功的实践，如城市污

水处理厂已普遍实现智能优化控制[5]，能够依据工

艺流程上各关键节点的 COD、氨氮、溶解氧等指

标，优化调整曝气量、污泥回流比等，从而降低污

水处理运行成本，保证外排口出水水质达标[6]。因

图1 “工业互联网＋环保” 平台体系架构

PssS 层 DaaS 层

边缘层

SaaS 层

和工业

APP

LssS 层

1.2 数据层建设思考

在环境保护领域，大数据具有“6V”“三高”特

性，即海量规模（Volume）、形式种类繁多（Variety）、

处理速度快（Velocity）、高价值性（Value）、真实

性（Veracity）、易受攻击性（Vulnerable）和高维、高

复杂性、高不确定性[9]。某石化企业应用数字化环

保信息系统详见图 2，规范整合污染源在线监测、

LIMS实验室信息管理、环保统计和建设项目环保管

理等系统中的数据，将环保专业数据归一化，解决

指标口径不一、信息孤岛等问题，彻底摸清了污染物

底数，依托大数据初步实现了数据管理和决策 [10]。

但在石化行业，环保专业的硬件基础整体较差 [11]，

距离自动化及智能化还有一定差距。而且，石化企

业业务范畴涵盖了油气勘探开发、石油炼制与化学

转化、油气产品销售等全产业链，看似单一的环保

专业数据与生产经营息息相关。

为此，要在提升环保管控的基础硬件能力水平

和打通生产与环保的界限上发力。目前的硬件设备

主要集中在末端，未来须在以下方面进行提升：一

是推进实现分级控制和污污分治，在关键装置的排

口设置数控仪表和感知设备，鉴于这部分数据只用

于企业内部管理，可考虑采用顺序注射分析、微流

控等精度略低但时效性优势明显的非国标法废水监

测技术[12-13]；二是在末端扩大在线监测仪表的使用

- 80 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

场景，特别是对新污染物、温室气体、土壤地下

水、生态等新兴环境风险实现实时感知[14]；三是全

面建设固体废物数据治理体系，对固体废物全生命

周期信息进行采集 [15]（这方面江苏神采科技的产

品已经在化工园区实现应用），同时安装传输网关、

保密设备等确保信息的安全传递；四是研发兼具小

型化、低成本、高稳定、长寿命等特点的特种传感

器，对水体、气体中的污染物指标进行精细化的监

控检测，对高温高压、酸碱性等恶劣环境中的关键

指标进行持续监测等[16]。与生产数据共享，可通过

建立标准统一、高度共享的石化企业数据资源池来

解决。

1.3 模型层建设思考

在科学研究中，实验科学、理论科学、计算机

科学分别被称为第一范式、第二范式和第三范式。在

对前面三种研究范式有机统一和优势融合发展的基础

上，逐步形成以计算机为主要载体进行数据收集、整

理、分析和运用的研究方式，被称为第四范式[17]。在

数据密集型的第四范式研究中，数据信息所能产生

的效能，很大程度上取决于发掘隐藏在数据信息背

后的能力，即模型的构建能力。目前石化企业环保

信息系统中大部分支撑决策的模型都是基于经验和

法规的规则模型，数据利用尚不充分，缺少专业模

型支持，对于新兴风险无法形成有效规避。中科宇

图在其开发的流域非点源水污染排放清单估算平台

中通过改进的输入系数法和 SWAT 模型模拟方法，

实现对流域非点源水污染的计算和可视化展示[18]。

接下来，模型算法层面的建设重点为运用环

境综合模拟、多业务协同建模等技术[19]开发6大类

专业算法模型，以充分利用“工业互联网”架构下

的多元数据，高效支撑企业环保管理应用。值得一

提的是，这些模型必须布设在云端，以利于迭代更

新。一是现状评估模型：通过当前的实时运行或监

测状态，区分正常与异常状态；二是溯源回归模

型：当关键环保指标发生异常时，对异常的因果关

系进行分析，追溯引发此次异常的装置排口或过程

控制变量；三是趋势预测模型：通过对装置运行历

史数据、环境监测历史数据等进行回归建模，预测

未来的数值，模型建立方法可参考文世勇等对海南

省海岸侵蚀方面的研究[20]；四是运行优化模型：通

过对装置建立基于机理和数学系数的模型，对装置

的运行状态进行数值模拟，从而指导末端处置设

施的运行，其中机理模型要以化工反应过程为基

础，数学模型则可完全利用数据，采用指标体系

法，利用模糊数学评价方法构建[21]；五是风险评价

模型：结合厂界内外环境监测数据对场地、固废、

水体、大气等环境风险或污染程度进行实时定量化

评估，常见的评价模型包括相对风险模型（RRM）、

USEPA模型、PSR模型、R＝P×D模型，SI模型

等[22]；六是决策支撑模型：主要运用统计学方法展

图2 环保信息系统业务架构

仾䲙䱢᧗ 䳀ᛓ㇑⨶ ⧟ຳᓄᙕ

⧟ຳⴁ⍻ ⧟؍ᢰᵟ ⧟؍ਠᑀ

ᔰޜ᚟ؑ

䍴ᯉޡӛ

ᤷḷ䇑ࡂ ᤷḷⴁ᧗ 㔬ਸ࠶ ᷀ᤷḷ䇴ԧ

␵⌱⭏ӗ

ൠ⨶ؑ᚟

᭿ᝏⴞḷ

亴䆖

㓴㓷ᵪᶴ 㿴ㄐࡦᓖ ᮉ㛢ษ䇝 ԫ࣑⧟ ⨶㇑ຳ㔙᭸

ᔪ䇮亩ⴞ ⭏ӗ䇮ᯭ

䘀㹼 йᓏ㇑⨶ ⊑ḃ⋫⨶ 㔬ਸ࡙⧟ ⭘ຳ㔏䇑

2024 年.第 1 期 李焕．工业互联网在石化行业环保领域的应用与展望 - 81 -

示统计结果与趋势，从而支撑环境管理的决策，对

于复杂问题的决策，还要考虑不确定性因素及决策

者对该因素造成损益的接受态度[23]。模型作为“工

业互联网＋环保”平台的核心技术应进行自主研发，

所研发的模型以组件形式封装嵌入平台，输出结果

用于支撑上层平台应用。例如石化企业场地污染管

控系统，通过调取数据库中的水文地质资料和场地

污染调查数据，现状评估模型完成场地污染的精细

刻画，溯源回归模型结合装置生产数据完成污染物

的追溯，趋势预测模型结合地下水流场数据预测污

染物随时间和空间的迁移扩散动态变化[24]，运行优

化模型结合溯源回归模型和趋势预测模型的结果提

出生产装置和处置设施的操作建议，风险评价模型

综合考虑敏感受体、控制措施和现状评估模型的结

果完成实时定量化评估，决策支撑模型综合上述模

型结果展示统计结果，将管控建议措施推送至相关

人员，支撑管控建议决策。企业土壤地下水可视化

管控系统模拟见图3。

用户需求完成模型的修正和展示界面的更新，因此

能够大大缩短开发周期。四是与其他系统的互动更

加频繁。基于工业互联网的环保应用已经深入生产

装置，因此需要随时调取生产、计划等系统数据；

同时，其输出结果也不仅仅是达标或超标，而是针

对工艺、设备等专业的优化操作建议。例如催化裂

化环保智能管控系统，其数据源不仅包括再生烟气

治理设施的出口烟气污染物浓度、含硫污水浓度数

据，还包括原料性质、产品分布、温度、压力等生

产数据，依据烟气预测、蒸汽优化、催化剂活性预

测等模型能够输出未来一段时间后的装置环保状况，

提前推送管控建议，更好为生产服务，详见图4。

图3 在产企业场地污染羽模拟

1.4 应用层建设思考

与现有石化企业环保信息系统相比，基于工业

互联网架构的石化企业环保平台要在应用层体现以

下四个特点：一是对数据的挖掘更深入。在保留现

有统计分析功能的基础上，广泛调用其他专业如生

产、设备、安全等数据，标准、规范甚至新闻等互

联网数据，以更好地支撑决策。二是对于用户的服

务更加定制化。面向操作人员、企业管理者和外来

参观人员时，能够提供不同的展示页面，满足其不

同的应用需求。三是开发周期更短[25]。由于应用全

部基于布设在云端的模型层输出结果，只需要根据

图4 催化裂化装置环保智能管控系统

2 推进“工业互联网＋环保”在石化行业落地的

对策建议

2.1 完善工业互联网架构

提升感知器件硬件基础，在现有环境在线监测

数据和少量数控仪表数据的基础上，汇入其他边缘

设备信息。依托我国“科技创新2030重大项目”中

天地一体化信息网络的成果 [26]，建立融合遥感影

像、高点摄像、土壤地下水感知等“天地”一体化

全方位环境监测感知体系。以“工业物联网”架构

对已有的环保信息系统进行顶层设计与开发，明确

平台架构和开发协议，实现新老系统的无缝衔接，

完善平台基础，全面完成建设项目环保管理、清洁

生产、政策法规、排污许可、污染源普查、环保统

计等模块的系统提升，提升环保管理水平。

2.2 水体、大气污染物在线监测提升

以杜绝在线监测数据超标报警为底线，研发在

线监测数据与生产运营、环保设施等参数之间的数

据模型，实现废水、废气在线监测数据超标15～30

- 82 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

分钟之前提前预警。

平台建设重点满足以下需求：一是提升大气污

染监测的走航在线监测和密集网监测能力 [27]，实

现多种监测数据的有效融合；二是推动异常排污溯

源模块建设，实现对异常超标事件的快速定位与排

查；三是开发外排数据超标预警模块，推动在线监

测数据与生产数据的有效融合，实现外排口超标事

件的提前预警；四是开发智慧水务模块，实现污水

处置设施状态监测和处置过程的在线优化[28]。

2.3 废水废气分级控制

以强化源头减排和过程优化为手段，构建主

要装置、重点部位分级控制在线监测技术体系，研

发分级控制点位与外排口之间的机理模型和数据模

型，实现对异味、超标废水等异常排污的快速定位

与溯源。

平台建设重点满足以下需求：一是推动分级控

制模块建设，实现主要生产装置排水口污染指标在

线监测；二是针对污水场开展智慧水务提升改造，

可以学习跨国公司的先进经验[29]；三是针对无组织

废气，推动异味溯源模块的开发，实现对扰民事件

的快速排查和定位；四是开发气体治理设施优化模

块，实现对气体治理设施状态的在线监测和药剂投

加量等的实时计算，提高达标率并减少固体废物的

产生。

2.4 固体废物风险管控

应用准确获取、传递、评估固体废物数据信息

的电子标签、数采网关等硬件设备，开发准确评估

固体废物储存运输安全环境风险的专业模型[30]，助

力“无废城市”构建。

平台建设重点满足以下需求：一是推动实现危

废清单的动态更新，建设标准统一的固体废物/ 危

险废物数据库，实现石化行业危险废物脱危策略的

“一盘棋”；二是建设固体废物全生命周期信息管控

模块，实现固体废物从产生到出厂的数据有效传递

和系统的风险管控，并与国家固体废物管理体系无

缝衔接；三是围绕“无废城市”建设开发支撑工具，

实现试点经验的分享和建设效果的持续跟踪；四是

开发固体废物特别是危险废物HSE风险管控模块，

对废物储运环节的重大安全环境风险进行动态定量

评估，确保危废管理满足国家安全、环保双重风险

管控的要求。

2.5 场地污染风险管控

布设支撑场地污染物迁移转化的在线监测体

系，研发支撑土壤和地下水污染快速评估、精细刻

画、溯源回归、趋势预测和管控效果评价的专业模

型，实现在产石化企业场地风险的分级分类科学管

控[31]。

平台建设重点满足以下需求：一是实现对重点

地块污染域的精细刻画与跟踪，确保场地污染不出

厂界；二是对已有污染实现科学溯源，以采取有效

的源移除措施；三是开发场地污染发展趋势预测模

型，以制定有效的风险管控措施；四是开发治理技

术效果评估模块，以筛选和评价工程技术的适用条

件和实施效果。

2.6 环保绿色低碳管理

以推进“双碳”行动方案为抓手，建成环保绿

色低碳管理平台，全面满足企业依法合规经营、风

险管控、新兴业务支撑和示范引领的需求。

平台建设重点满足以下需求：一是对现有管理

需求进行系统化提升，利用大数据、人工智能等实

现基于在线监测数据、传感数据、生产数据的智能

化计算，提高管理支撑的及时性与科学性；二是利

用网络爬虫等技术开发网络舆情信息监控模块，对

影响企业环保形象的事件进行及时跟踪，便于及时

掌握情况采取对策[32]；三是升级环保统计模块的总

量核算方式，打通数据流，实现排污许可等进度与

在线监测数据的智能化计算和比对；四是针对“双

碳”行动升级碳资产管理模块，实现对生产过程、

用能形式、能耗水平等多渠道的统计，全面支撑

“双碳”工作[33]。

2.7 生态风险防控

探索建立石化行业生态风险防控模式，建立生

态风险监测、评估与防控的技术体系，研发生态损

害评估和恢复效果评估的专业模型，实现勘探、钻

井、生产等过程对生态敏感地区和敏感受体的系统

保护[34]。

平台建设重点满足以下需求：一是建设企业所

在地区的生态红线图库[35]，搜集整理重点保护的生

态敏感区域和对象；二是布设在线监控仪表，掌握

厂界内外环境监测数据，对场地、固废、水体、大

气等生态基准值及变化程度进行实时定量化评估与

记录；三是建立标准化的生态影响评价方法，针对

2024 年.第 1 期 李焕．工业互联网在石化行业环保领域的应用与展望 - 83 -

企业生产带来的噪声、土壤、地下水等生态影响进

行定期评价，确保风险可控；四是开发特殊污染物

的生态毒性在线监测模块[36]，在重点区域对多环芳

烃（PAHs）、微塑料等对生态有持久影响的因素进

行持续性监测[37-38]，以积累数据自证清白；五是建

立生态恢复效果跟踪模块，对生产开发过程中易造

成影响的项目进行生态恢复措施评估和效果跟踪，

以确保生产经营活动不产生较大的生态风险。

3 展望

展望未来，石化行业环境保护领域要基于企

业现有环保信息系统功能与数据，进行“工业互联

网＋”赋能。基于工业互联网架构优化已有系统功

能，填补数据感知层硬件差距，丰富模型算法，开

发针对性的专业 APP，最终达到工业 4.0 应具备的

设备水平与平台能力。在数据 & 服务层，以环保

专业数据为基础，实现与生产等其它专业的数据融

合；以现有在线仪表为基础，增加现场报警器、传

感器、光谱设备等信号，拓宽多源数据获取渠道；

构建全面支撑环保专业风险管控的基础数据库。在

模型&服务层，提升完善现有的风险管理、环保统

计等通用模型和专家经验模型；引入开发多介质污

染物溯源、迁移转化等专业模型，建设满足现状刻

画、溯源回归、趋势预测、风险评价、辅助决策等

需求的专业模型算法池。在应用 & 服务层，坚持

差异化管理需求导向，提升应用展示界面的更新频

次、决策建议的专业水平以及平台模块的迭代实施

周期，形成有竞争力的能源化工行业环保APP产业

生态。

参考文献

[1] 佚名．工业互联网：第四次工业革命基石[J]．建设机

械技术与管理，2021，34（02）：26-33．

[2] 李燕．工业互联网平台发展的制约因素与推进策略

[J]．改革，2019，308（10）：35-44．

[3] 杨哲．工业互联网在危险化学品安全生产中的应用与

展望[J]．安全、健康和环境，2021，21（08）：1-4．

[4] 杨哲．危险化学品安全生产风险智能表征与分级预警

技术应用研究[J]．安全、健康和环境，2021，21（06）：

1-6．

[5] 张伟，乔俊飞．神经网络的污水处理过程多目标优化控

制方法[J]．智能系统学报，2016，11（05）：594-599.

[6] Olsson G．ICA and me-A subjective review[J]． Water

research， 2012， 46（6）：1585-1624．

[7] 刘锐，刘文清，卫晋晋，等．“互联网+”智慧环保评

价指标体系研究[J]．中国工程科学，2018，20（02）：

120-128．

[8] 赵欣梅．石化企业数字化环保管理系统的研发与应用

[J]．化工环保，2021，41（03）：350-355．

[9] 蒋洪强，卢亚灵，周思，等．生态环境大数据研究与

应用进展[J]．中国环境管理，2019，11（06）：11-15.

[10] 高阳，刘政伟，杨文玉，等．石化企业环保大数据智

能云平台建设探讨 [J]．现代化工，2022，42（07）：

15-20.

[11] 唐安中，焦赟仪，杨斌，等．石化行业污水处理厂智

能化建设与探索 [J]．工业水处理，2022，42（07）：

186-191.

[12] 徐明刚，韩士磊，李文，等．基于顺序注射分析技术的

水质快速监测设备设计[J]．中国给水排水，2022，38（14）：

133-138.

[13] Jiang H，Sun B，Jin Y，et al. A Disposable Multiplexed

Chip for the Simultaneous Quantification of Key

Parameters in Water Quality Monitoring [J]. ACS Sensors，

2020，5（10）：3013-3018.

[14] 葛海虹，王燕飞，杨力，等．化学物质环境信息调查

工作思路探讨[J/OL]．生态毒理学报：1-9[2023-02-27].

[15] 靳晓勤，霍慧敏，贾佳，等．危险废物全过程信息化

可追溯管控[J]．环境与可持续发展，2021，46（04）：

99-104.

[16] 李庆剑，王野，车静，等．特种传感器现状趋势及对

能力建设需求[J]．传感器与微系统，2019，38（08）：

157-160.

[17] 孟红茹，孟二龙．基于第四范式的数据分析思考 [J]．

计算机与数字工程，2021，49（10）：2083-2087．

[18] 李淼泉，田恬，陈奔，等．流域非点源水污染排放清

单估算系统构建[J]．中国环境管理，2019，11（02）：

94-100.

[19] 刘锐，刘文清，谢涛，等．“互联网 +”智慧环保

技术发展研究 [J]．中国工程科学，2020，22（04）：

86-92．

[20] 文世勇，王紫竹，王涛，等．基于遥感技术的海南省

海岸侵蚀现状与趋势评估[J]．灾害学，2020，35（01）：

- 84 - 石油石化绿色低碳 2024 年.第 9 卷

138-143．

[21] 尹成红．铁岭县水资源开发现状及优化配置评估模型

探究[J]．水利规划与设计，2016，（02）：12-14．

[22] 谭娟，王敏，苏敬华，等．基于相对风险模型的崇明

岛区域生态风险评价[J]．人民长江，2022，53（11）：

27-34．

[23] 周兰庭，李玉菲．基于前景理论的水利工程灰靶投标

决策模型与应用[J]．水电能源科学，2022，40（11）：

176-180.

[24] 李久辉，卢文喜，常振波，等．基于不确定性分析的

地下水污染超标风险预警[J]．中国环境科学，2017，

37（06）：2270-2277．

[25] 乔治强．混合移动APP跨平台混合开发综述[J]．现代

信息科技，2020，4（10）：71-73.

[26] Sciping． Project Proposal for Major Project of Integrated

Information Network of Air and Ground[EB/OL]．[2018-

12-27]．

[27] 闫怀忠，赵继峰，潘光，等．走航溯源耦合在线监测

分析喷涂企业排放 VOCs 对大气臭氧污染的影响 [J]．

中国环境监测，2021，37（06）：62-73.

[28] 卢薇．污水处理过程多变量优化控制方法研究[J]．控

制工程，2021，28（02）：258-265.

[29] SIMATIC PCS neo，打造智慧水务新标杆[J]．自动化

博览，2021，38（10）：18-19．

[30] 丁禄彬．炼化企业危险废物贮存风险评估指标体系

构建与应用[J]．石油石化绿色低碳，2022，7（02）：

68-72．

[31] 王昕喆，张志远，刘政伟，等．一种石油石化场地污

染快速评估方法探究[J]．安全、健康和环境，2022，

22（10）：44-48．

[32] 陈永东．人工智能时代的舆情分析与应对策略[J]．新

媒体与社会，2021（01）：221-235．

[33] 孙志斌．应对气候变化与碳资产管理[J]．石油石化节

能与减排，2015，5（01）：1-8．

[34] 寇双伍，卢培利，王峰文，等．页岩气开发大气环境

影响与美国管理经验及启示[J]．环境影响评价，2017，

39（03）：15-19．

[35] 陈海嵩．“生态红线”制度体系建设的路线图 [J]．中

国人口·资源与环境，2015，25（09）：52-59．

[36] 万成炎，藻类在线水体生态毒性监测系统应用研究．

湖北省，水利部中国科学院水工程生态研究所，2014-

03-14．

[37] 王超，黄肇章，邢占磊，等．在线固相萃取–液相色

谱法直接测定水中超痕量多环芳烃[J]．色谱，2019，

37（02）：239-245．

[38] 薛荔栋，张霖琳，于海斌，等．土壤微塑料监测技术

现状及方法标准化建议[J]．中国环境监测，2022，38

（05）：9-17．

八面来风

有机废弃物转化为生物燃料

据报道，瑞典Alfa Laval公司和英国Bisviridi公司正在合作提升有机和食品废弃物回收的可持续潜

力。此次合作整合Alfa Laval公司的Prodec Oil Plus滗析器和厌氧消化（AD）系统，用于高效的油分离，

可将石油和脂肪废弃物转化为生物燃料。该工艺由Bisviridi公司开发并获得专利，生产的生物原油可以

转化为可持续航空燃料（SAF）。在甲烷生成之前，Prodec Oil Plus滗析器可以有效地从有机废弃物中提

取油，剩余的残渣可以重新引入到AD系统中，对沼气生产过程的影响最小。由此产生的生物原油纯度

高达99.5%，使其成为炼厂为 SAF市场生产生物燃料的理想原料。AD 工厂产油产能可以高达300 升/小

时（或更多）。

（王加欣 摘译）

《石油石化绿色低碳》期刊

征订启事

《石油石化绿色低碳》是由中国石油化工集团

有限公司主管、中国石化集团经济技术研究院有

限公司主办，国内公开发行的科技学术期刊，被

中国知网、万方、超星、维普以及美国《化学文摘》

（CA）等学术资源库收录，是立足石化、辐射

上下游及相关能源化工领域的综合学术期刊。

期刊为大 16 开，逢双月 20 日出版，邮发代号 : 80-399，每期定价 30 元，全年 6 期

共计 180 元。

“双碳”目标确立以来，石油石化行业掀起践行绿色低碳发展热潮。《石油石化绿色低碳》

（CN10-1378/TE）紧跟绿色低碳发展前沿，对国家绿色低碳政策导读、石油石化行业热

点问题透视、行业绿色科技、企业绿色低碳发展理念及经验、国内外绿色低碳技术发展状况

等内容进行重点报道，以更好地支持石油石化企业实现双碳目标。

编辑部地址：北京市朝阳区安外小关街 24 号  邮编：100029

E-mail：lsdt.edri@sinopec.com  网址：http://wzsh.cbpt.cnki.net

联系人：彭山  电话：（010）52826059

E-mail：Pengshan.edri@sinopec.com

双月刊 第 9卷 第 1期 总第 49 期

主　　　 管：中国石油化工集团有限公司

主　　　 办：中国石化集团经济技术研究院有限公司

主　　　 编：傅 军

常务副主编：王北星

编 辑 出 版：《石油石化绿色低碳》编辑部

编辑部地址：北京朝阳区安外小关街 24 号

邮 编：100029

电 话：(010)52826306

传 真：(010)52826200

网 址：http://wzsh.cbpt.cnki.net

电 子 邮 箱：lsdt.edri@sinopec.com

印 刷：北京科信印刷有限公司

Superintendent: China Petrochemical Corp.

Sponsor: SINOPEC Economics & Development

Research Institute

Editor-in-Chief: Fu Jun

Permanent Vice Editor-in-Chief: Wang Beixing

Publisher: Editorial Department of Green Petroleum &

Petrochemicals

Address: No.24, Anwai Xiaoguan Avenue, Chaoyang

District, Beijing, China

Post Code: 100029

Tel: (8610)52826306

Fax: (8610)52826200

Website: http://wzsh.cbpt.cnki.net

E-mail: lsdt.edri@sinopec.com

Printer: Beijing Kexin Printing Co., Ltd.

中国标准连续出版物号： 定价：30.00 元

GREEN Petroleum & Petrochemicals

石油石化绿色低碳

SHIYOU SHIHUA L SE DITAN

ISSN 2096-126X

CN 10-1378/TE 邮发代号：80-399 国外发行代号：BM 9368