如何处理化肥装置晃电方案

很复杂。

工艺流程说明——脱氢工序

a）过热蒸汽系统

0.6 MPa的蒸汽经蒸汽缓冲罐（V-301）脱水后进入蒸汽过热炉（F-301）过热，去第三反应器（R-303）顶部热交换器，将第二反应器（R-302）出来的反应混合物预热到615 ℃，蒸汽去过热炉（F-302）过热，然后进入第二反应器（R-302）顶热交换器，将第一反应器（R-301）出口反应混合物加热至615 ℃。蒸汽去过热炉（F-303）过热后，去第一反应器（R-301），与乙苯、一次配汽混合后，依次进入R-301催化剂床层、R-302催化剂床层、R-303催化剂床层进行乙苯脱氢反应。

F-301、F-302、F-303三台炉燃料气气来自石油一厂管网。燃料气自管网进入动力车间燃料气罐，脱液后，进入苯乙烯装置燃料气罐（V-313）。经V-313缓冲后，分别去F-301、F-302、F-303为炉子提供热量。

b）乙苯脱氢反应系统

乙苯由FIC-313控制流量进入乙苯预热器（E-304A、E-304B），被来自F-303的水加热后，进入乙苯蒸发器（E-303），与来自管网的0.6 MPa蒸汽（一次配汽）混合，同时由壳程0.6 MPa蒸汽加热汽化约105℃。

汽化后的乙苯、蒸汽混合物进入乙苯过热器（E-301）被来自第三反应器（R-303）的反应混合气体加热到约500 ℃左右，进入第一反应器（R-301），与来自第三蒸汽过热炉（F-303）的过热蒸汽混合均匀，混合后的温度达到600 ℃左右（催化剂从初期到末期温度逐渐上升，其出口温度也上升），在催化剂床层进行乙苯绝热脱氢反应，乙苯转化率约40 %，反应后的气体温度降至540 ℃左右。此混合气继续到第二反应器（R-302）顶部中间再热器，被来自第二蒸汽过热炉（F-302）的过热蒸汽加热至605 ℃左右，进入催化剂床层继续进行乙苯脱氢反应，总转化率达到约60 %。反应后，混合气温度降至578 ℃左右。此部分混合气再次进入第三反应器（R-303）顶部再热器，被来自第一蒸汽过热炉（F-301）的过热蒸汽加热，温度上升至610 ℃左右，进入第三反应器（R-303）催化剂床层，继续进行乙苯脱氢反应，第三反应器（R-303）出口总转化率约70 %。

自第三反应器（R-303）出来的反应气体，进入乙苯过热器（E-301）加热乙苯与蒸汽的混合气后，自身温度下降至300~320 ℃，再进入蒸汽发生器（E-302）管程进行换热。在E-302下段，产生0.32 MPa（表）蒸汽；在E-302上段，产生0.04 MPa（表）蒸汽。

0.32 MPa蒸汽去管网，作精馏系统热源；0.04 MPa蒸汽去汽提塔（T-301）作热源。

c）冷凝分离

反应混合气体产生0.32 MPa、0.04 MPa蒸汽后，温度下降，被来自工艺凝水泵（P-301）来的急冷水增湿急冷，温度下降至70 ℃左右，分别进入四组空气冷却器（EC-301），温度降至55 ℃以下，进入气液分离罐（V-306）进行气、液分离。

V-306中的冷凝液进入油水分离罐（V-307）进行油水分离。V-307为隔板式分离器，油、水混合物在此靠密度差分层。当油位高过隔板高度时，进入油相区，自流至炉油罐（V-309），与阻聚剂混合后，由炉油泵（P-302）送至中仓球罐（或V-509罐）。由于V-306为负压，而V-307为正压，`故V-306至V-307管线中，存有一定高度的液体（其高度与两罐的压差有关）；V-307中的水由泵（P-301）送至汽提系统进一步汽提水中的芳烃。

V-306中的气相依次进入循环水冷凝器（E-305）、盐水冷凝器（E-306）冷凝，冷凝液相也进入V-307进行油水分离；不凝气进入尾气分离罐（V-312），在V-312出口有三个阀门，分别控制尾气至蒸汽喷射泵抽真空系统、液环泵抽真空系统、尾气放空罐（V-311）放空系统。

当脱氢反应系统为正压操作时，V-311水放掉，尾气由V-311放空；当脱氢反应系统为负压操作时，V-311中充水，V-311有一工业水补充管线，防止罐内缺水，空气进入尾气系统，影响系统压力和安全生产。由于系统负压，自V-312出口至V-311管线（大气腿）中充满水，保持压力平衡，阻止空气进入系统。

d）真空

真空系统作用是为反应系统抽取负压，以有利于脱氢反应的进行。

真空系统有二套，一套为液环式真空/压缩机组，用乙苯液体作动力；另一套为蒸汽喷射泵，作备用。该泵用0.6 MPa蒸汽作动力，一般在开车初期生产负荷低于6000kg/h时使用，或在液环式真空泵故障时临时使用。

液环式真空/压缩机组流程：

真空/压缩机组用乙苯作动力，包括三台氧在线分析仪在内的联锁13套联锁。设备有二台泵（真空泵J-301、压缩机J-302）、二台隔离液泵、二个分离罐、二台盐冷器。真空泵盐水流量为42.3 m3 /h，压缩机换热器盐水流量为13.6 m3/h。

当用液环式真空/压缩机对脱氢反应系统抽负压时，吸入罐（V-312）出口气体，进入真空泵（真空泵入口有一止回阀），与乙苯混合，气、液混合物进入分离罐中，液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至40 ℃以下，继续作真空泵动力，多余部分排至地槽（V-413）；未凝气体进入压缩系统。

真空泵入口压力一般在15~30kPa左右，真空过高，设备振动、噪声大，易损坏设备。

未凝气体进入压缩机后，与乙苯混合，气液混合物进入压缩机分离罐中，不凝气体压力升高后去变压吸附装置（PSA）进一步分离氢气外供；液相（主要是乙苯）经盐冷器冷凝至50℃以下，继续作压缩机动力。

二台隔离液泵，分别形成自身循环系统，为真空泵、压缩机提供润滑冷却用油。

二个分离罐中多余液体排入地槽，地槽中的液体由气动隔膜泵送至油水分离罐（V-307）。

真空/压缩设备是从英国Hick Hargrea Ves公司进口的，具有使反应系统形成真空和尾气增压二种作用，设备自身带有氧含量在线分析仪，监视系统氧含量（应低于体积分数0.1 %），以保证设备安全运行。

蒸汽喷射泵流程：

E-306不凝气体首先进入吸入罐V-312，在此少量夹带凝液分离后去V-307中；V-312顶部气相去蒸汽喷射泵，与蒸汽混合后进入循环水冷凝器（E-309），冷凝下来的液相进入V-307，气相进入循环水冷凝器（E-310），冷凝液进入V-307，不凝气可到PSA装置（或放空）。

e）污水汽提

自水泵（P-301）来的工艺污水进入F-1、预过滤器、聚结器，在此油水进一步分离。油相自流入油水分离罐（V-307），水相进入汽提塔预热器（E-307），与汽提塔（T-301）顶来的气相物料换热，再经汽水混合器器加热后进入T-301顶部。在塔内与塔底上升蒸汽接触，进行传质传热，油与蒸汽的混合物从塔顶馏出。经汽提塔预热器（E-307）、冷凝器（E-308）进-步冷凝、冷却后，凝液进入油水分离罐（V-307），不凝气进入尾气盐冷器（E-306），使得汽提塔形成负压。

T-301热源：0.04 MPa蒸汽，当热量不足时，由0.6 MPa蒸汽补充。

T-301底部汽提水进入污水罐（V-310），由汽提污水泵（P-303）将水分别送入乙苯预热器（E-304A），加热乙苯后去第三蒸汽过热炉（F-303）的对流段取热后，再去E-304B加热乙苯物料，最后送至采暖水罐（V-318），然后去动力污水处理回用装置；F-301对流段水去V-303罐，作E-302发生0.04 MPa、0.32 MPa蒸汽水源。

T-301塔为负压塔，压力由PIC-329控制，塔内为二段250Y填料。

此系统于2008年4月检修时，为不影响生产，增加了停汽提塔时的流程。具体流程如下（流程图附后）：

V-307罐凝水由P-301泵经LICA-304调节阀后向动力车间污水池供水（F-301对流段供水维持原流程不变）。

P-303泵向F-303对流段供水，经E-304B换热后进入E-304A（或经E-427、E-313换热后进入V-316）后，进入V-310罐由P-303泵向F-303供水。水不够时可由工业水或动力回用污水补水。

P-307泵承担向急冷供水和夏季空冷喷淋用水。汽提塔及聚结器系统保留原流程。

f）阻聚剂配制

DNBP配制系统：

自炉油泵（P-302）来炉油进入配制罐（V-304），DNBP（液相）从配制釜上部加入200 kg（一桶），配制成约质量分数10 %浓度的溶液，经搅拌釜搅拌30分钟后，自流入计量罐（V-304A）中，由隔膜计量泵计量后（根据生产负荷，调整相应加入量），送至脱氢炉油中间罐（V-309）中，加入浓度为300~1000mg/kg。

TBC配制：自苯乙烯产品冷却器（E-423）来的苯乙烯进入TBC配制罐（V-314），TBC粉末从配制釜上部加入5kg，配制成质量分数约0.4 %浓度溶液，经搅拌釜搅拌15分钟后，自流入计量罐（V-314A）中，由隔膜计量泵（根据生产负荷，调整相应加入量）送至E-406气相线，随冷凝液同时进入苯乙烯成品中，控制苯乙烯产品中浓度在10~15mg/kg。

缓蚀剂配制：

将JCCR 1178缓蚀剂用脱盐水配制成10 %WT的溶液。用计量泵将配制溶液适量注入至脱氢急冷水或精馏T-401塔、V-406回流罐系统中。

g）氮气循环系统

动力管网来的N2由第一蒸汽过热炉（F-301）入口蒸汽管线进入脱氢系统，即三台炉（F-301、F-302、F-303）、三台反应器（R-301、R-302、R-303）、后冷系统（E-301、EC-301、E-305、E-306），最后至蒸汽喷射泵入口处N2循环阀门进入罗瓷风机。N2压力提高至150~170kPa左右，至F-301入口DN150N2循环管线重新进入F-301，形成N2循环。

N2循环系统用于脱氢装置开、停车时，反应器床层温度低于300 ℃时的升温、降温。

1.1.3.2　精馏系统

a）T-401塔

脱氢产出的炉油由FIC-401控制流量，经炉油泵（P-505）进入T-401塔进料预热器（E-401）中，由壳程再沸器（E-405）0.3 MPa凝水预热后，于塔的第三段填料层顶部进入粗苯乙烯塔（T-401）。轻组份苯、甲苯、乙苯混合物，自塔顶馏出，经循环水冷凝器（E-403A/B）冷凝。大部分组份被冷凝下来，进入回流罐（V-401），未冷凝的气相芳烃组份，继续进入循环水冷凝器（E-422）、盐冷器（E-404）进一步冷凝，冷凝液进入回流罐（V-401）中；不凝气至精馏机械真空泵系统。

V-401中的液相组份，由回流泵（P-401）一部分打入塔顶作回流，另一部分去循环乙苯塔（T-403）提纯乙苯。T-401塔釜液组成为苯乙烯和焦油，由釜液泵（P-402）送至精苯乙烯塔（T-402），继续分离。

T-401塔为负压塔，加热热源为0.3 MPa蒸汽。

b）T-402塔

T-401的塔釜采出液从精苯乙烯塔（T-402）第二填料层顶部进入。塔顶组份为苯乙烯，纯度可达质量分数99.8 %以上。气相苯乙烯依次经循环水冷凝器（E-406）、盐水冷凝器（E-407）冷凝，冷凝液进入回流罐（V-403）；E-407中的不凝气去精馏真空泵，与T-401塔共用一台真空泵。

来自TBC计量泵的TBC溶液，打入E-406入口气相线，进入塔内，（也可直接进入苯乙烯成品罐中）。V-403中的苯乙烯，由回流泵（P-403）一部分打入塔顶作回流，另一部分采出经水冷器（E-423）和盐冷器（E-424）冷却，入苯乙烯中间罐（V-405A/B）。塔加热热源为0.3 MPa蒸汽。

塔釜焦油自流入苯乙烯蒸出釜（VF-401）中。蒸出釜由0.6 MPa蒸汽加热，蒸出的部分苯乙烯经循环水冷凝器（E-409）、盐冷器（E-410）冷凝后，凝液进入脱氢粗苯乙烯罐（V-309）；焦油装车外售。VF-401A/B为真空操作，由精馏真空泵形成。

c）T-403塔

T-401塔顶产出的苯、甲苯、乙苯组份，在循环乙苯塔（T-403）的预热器（E-411）中与T-403塔釜乙苯进行换热，进入T-403塔底部第一段填料的上部，进行精馏。

塔顶蒸出的苯、甲苯，经循环水冷凝器（E-412）冷凝，凝液进入回流罐（V-406）。一部分由P-405打至塔顶作回流，另一部分产出入混合甲苯罐（V-410）。V-410中的混合甲苯用甲苯泵（P-408）送至动力罐区。

塔釜乙苯先进入E-411加热进料，自身温度下降，又经水冷器（E-425）冷却后，去中仓乙苯贮罐（V-505A/B或V-507A/B）。此部分乙苯称为循环乙苯。

T-403塔为常压塔，加热热源为0.6 MPa蒸汽。

d）T-401、T-402、T-403再沸器凝水系统流程

1、来自E-405再沸器的凝水进入凝水罐（V-402）后，通过液位控制阀LIC-401向E-401炉油预热器提供高温凝水，换热后的凝水通过TIC-402温度控制阀汇集至V-416汽水分离器内。

来自E-408再沸器凝水进入凝水罐（V-404）后，通过LICA-405液位控制阀进入V-416汽水分离器内。

进入V-416汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。

2、来自E-413凝水进入凝水罐（V-407）后，通过液位控制阀LICA-412使凝水到达V-417汽水分离器内。

来自E-303乙苯发生器0.6 Mpa管程加热蒸汽产生的高温凝结水进入位于装置二楼的V-417汽水分离器内。

进入V-417汽水分离器内的高温凝水闪蒸出0.1 Mpa蒸汽，可并入车间0.1 Mpa蒸汽管网或进入采暖水罐。

3、V-416、V-417汽水分离器内的凝水通过各自的调节阀组（LIC-416、LIC-417）控制进入位于装置一楼的V-415闭式凝水回收罐内。

⑴通过V-415回收罐下部的两台水泵将凝水直接提供给F-301对流段用水。

⑵凝结水进入E-427冷却后一部分直接向急冷水供水，另一部分再次通过E-313盐冷器冷却后，经P-307泵可向急冷、喷淋供水。

⑶在满足上述情况用水后，其余部分通过调节阀LIC-415进入采暖水罐。

⑷当V-415回收罐内液位不足时，可通过打开工业水补水阀门方式补水，以满足用水需求。

e）精馏真空泵流程

真空泵工作液为乙苯，系统带有一台气液分离罐和盐水冷却器。乙苯经盐冷器冷却至20 ℃以下进入真空泵，与来自盐冷器E-404、E-407的不凝气混合，气液混合物一同进入气液分离罐（V-420）中，液相流入脱氢油水分离罐（V-307）中，气相从放空管线排出。

1.1.3.3　中间罐区

中间罐区共有80m3罐10台、400m3球罐1台；乙苯泵2台，炉油泵2台，苯乙烯送出泵2台。其中，乙苯罐4台，位号：V-505A/B、V-507A/B；苯乙烯罐4台，位号：V-503A/B、V-511A/B；炉油罐3台，位号：V-509A/B、400m3球罐（1台）。乙苯泵位号：P-504A/B、炉油泵位号：P-505A/B、苯乙烯送出泵：位号P-506A/B。

苯乙烯贮罐于2003年7月~8月检修时，改造为内浮顶罐。

乙苯罐自南罐区间断接收乙苯物料，由中仓乙苯泵（P-504）送至脱氢工序；苯乙烯罐经分析合格后，送至南罐区；炉油罐收脱氢炉油泵（P-302）送来的炉油，经脱水后，由炉油泵（P-505）送至精馏工序。

乙苯泵（P-504）、炉油泵（P-505）、苯乙烯泵（P-506）放置在中仓泵房内。

1.1.3.4　PSA系统

苯乙烯脱氢尾气进入PSA系统有两路流程：一路来自两级液环泵出口，压力为0.027 MPa，此气体可直接去C-102（氢气压缩机）；另一路来自蒸气喷射泵，出口压力为常压，经程控阀KV-107A、鼓风机（C101A、B，一开一备），加压到0.027 MPa，再经冷却器（E-101）冷却至常温后，两路原料气汇合后进入气液分离器（V-107）分离掉气体中所带的机械水，再进入压缩机（C-102A、B，一开一备）加压到1.5 MPa。经压缩后的原料气先进入气液分离器（V-101）分离掉气体中所带的机械水，再进入冷干机（D-101A、B，一开一备）降温，粗脱除苯、甲苯、乙苯、苯乙烯和水等，脱除物经气液分离器（V-102）进入贮液槽（V-106），经过冷干机分离后的原料气经流量计（FICQ-101）计量后，进入由6吸附器（T101A~F）、一台均压罐（V-103）及一系列程控阀等组成的变压吸附制氢系统。PSA制氢系统采用6塔操作，2塔同时进料，3次均压，抽空降压解吸的工艺流程。原料气出入口端自下而上通过2台正处于吸附状态的吸附器，吸附器内装填的吸附剂吸附原料气中的强吸附组分CO2、CO、H2O等，弱吸附的氢气等组份未被吸附，在吸附压力下从吸附器顶部流出，得到产品氢气，经流量计（FIQ-102）计量后送往界外。大部分CO2、CO、H2O及杂质被吸附在吸附剂上，通过减压，使被吸附的CO2、CO、H2O及杂质从吸附剂上脱附，得到解吸气，同时使吸附剂得到再生。

从吸附器入口端排出的解吸气来自逆放和抽真空两个步骤。逆放步骤中压力较高的那部份逆放气通过管道FG101，程控阀KV-109进入解吸气缓冲罐（V-104），再通过管道FG103经调节阀（PV-104）稳压后进入解吸气混合罐（V-105）；抽真空步骤为逆向放压结束后利用真空泵（P101A~C）将解吸气抽空并压缩后送入解吸气混合罐（V-105），然后送出界外到工厂火炬管网。

正常生产时，

尾气急冷塔急冷水

PH

值的变化主要来自制硫部分配风与加氢反应

器之间的矛盾，以及烧氨不完全带入后部所致。因此，控制尾气急冷塔急冷水

PH

值的

方法不应以注氨为主，而应按其原因做相应调整。

急冷水自急冷塔出来后经急冷水过滤器过滤除去系统中的杂质。急冷水过滤器入、

出口压力应注意观察，保持过滤效果及流程畅通。这一点在开工初期比较突出。

③尾气急冷塔出口过程气温度一般应稳定在

38

～

42

℃，因为这是胺液吸收

H

2

S

的

最佳温度，当尾气过程气温度较高时，胺液对

H

2

S

的溶解度减少，尾气净化效果随之

下降。

控制这一温度的手段主要有：

通过控制阀调节急冷水循环量；

调节急冷水冷却器，

改变进尾气急冷塔急冷水温度；

另外，

影响尾气急冷塔出口顶温度因素还有蒸汽发生器

出口温度、急冷水过滤器是否畅通及急冷水泵运转情况等，应根据实际情况做出调整。

④加氢反应器加氢不完全，

制硫尾气中

S

X

、

SO

2

未被完全还原，

进入急冷塔后发生

反应如下：

2H

2

S

＋

SO

2

＝

3

／

XS

SX

＋

2H

2

O

，雾状硫冷凝堵塞塔填料，称为堵塔，此时应

首先将加氢尾气改出尾气急冷塔，

排尽塔内水，

塔底通蒸汽溶化疏松固体硫，

然后加水

冲洗携带至急冷水过滤器，如不能奏效，则应停尾气急冷塔，更换塔填料。

8

、尾气吸收塔及其相关操作

在尾气吸收塔中，一定浓度的甲基二乙醇胺选择性地吸收尾气中的

H

2

S

吸收效果的好

坏直接关系到装置硫收率的高低，

同时对净化尾气总硫含量有重要影响，

影响吸收的因素是

多方面的，主要有以下几点：

⑴胺液浓度，

通常胺液制造厂家都有一个推荐使用范围，

也不能一成不变地沿用，

不同

的尾气处理量应当有与其相应的胺液浓度。该值可以从理论计算与生产经验两方面考虑确

定。

⑵生产中经常遇到的情况是胺浓度的下降，例如，排污、采样胺液跑损，净化尾气会携

带少理的胺液，

当尾气急冷塔顶温度高于尾气吸收塔顶温，

会导致尾气急冷塔出口气体带有

较多的水份进入尾气吸收塔稀释胺液，

尽管这些因素导致的结果是较缓慢的，

但仍不可忽视，

而当胺浓度下降较为明显时，

则应及时判断系统有无泄漏，

如贫液冷却器、

再生塔底重沸器

是否泄漏，溶剂贮罐除盐水阀是否关严等，此时溶剂贮罐液位往往有明显的上升。

⑶胺液循环量也是需要承时调节的操作条件。选择合适的循环量可相对减小液相负荷，

对吸收十分有利。

根据吸收反应，较低的温度有利于吸收的进行，因此气液两相温度都不宜大于

45

℃，控制

贫液温度的方法主要是通过调整贫液冷却器来实现。

⑷提高胺液再生质量，尽可能地减少贫液中的

H

2

S

含量，对于吸收效果会有很大帮助。

⑸提高原料气质量，减少制硫尾气中的杂质，加强水洗，加强胺液过滤，最终减少胺液

中的杂质，

降低胺液降解率与降解速度，

有助于提高吸收率和稳定操作，

当胺液内杂质较多

或降解物质增多，就容易导致胺液发泡，吸收效果显著降低，胺液一旦发泡，可按以下措施

处理：

①尾气吸收塔内注入适量阻泡剂，抑制发泡；

②适当降低胺液循环量；

③降低尾气吸收塔液位，防止胺液倒入尾气急冷塔；

④判断胺液浓度是否合适并做适当调整；

⑤加强胺液过滤；

⑥尾气暂时改出尾气吸收塔，胺液进行循环再生；

⑦若以上处理不能解决并有恶化趋势时，则应考虑更换胺液。

9

、吸收过程中操作温度的影响？

答：在一定压力和气体的原始组成下，温度越低，溶剂吸收溶质能力越强，温度越高，溶剂

吸收溶质能力越差，

因此吸收溶剂进塔要求有较低温度，

但是溶剂温度也不能太低，

温度太

低，会使溶剂粘度增大，也会降低吸收效果。

3.5.7

加氢还原催化剂预硫化

(2)

加氢

催化剂预硫化

①通过调节

E3110\E3111

的设定值，

控制尾气净化

（

加氢

）

反应器入口温度，

把反应器床层温度控制在

250

℃左右。

②通过调节氢气分析仪的设定值，

控制氢气在线分析仪氢气含量接近

4

～

5

％

（

V

）

。

③联系化验分析酸性气组成，要求酸性气中

NH

3

含量小于

5

％（

V

）

，重烃

含量小于

1

％（

V

）

。

④缓慢打开酸性气入

E3110

阀。

⑤硫化氢气体进入尾气净化（

加氢

）反应器后，钴

/

钼催化剂即开始进行预

硫化，通过分析加氢反应器出入口气体的

H

2

S

含量，确定催化剂预硫化程度，

当反应器出入口气体中

H

2

S

浓度接近时，说明催化剂预硫化将完成。

V3105

制硫尾气→

E3110

→

E3111

→

R3103

→

M3101

→

T3101

酸性气

氢气

茂名石化：

当尾气系统中的氧浓度在

0.4%

以下、加氢反应器的床层温度提高至

200

℃时，加氢反应器引入

H

2

和少量酸性气，使过程气

H

2

含量为

3%

和

H

2

S

含量为

1

～

2%,

床温继续升至

250

℃进开始预硫化，

至进出口

H

2

S

含量相等，

将

H

2

含量提高至

6%

，

继续升温至

300

℃硫化，至进出口

H

2

S

含量相等时，再恒温

4

小时，硫化完成，预

硫化结束停止引入酸性气，并使加氢反应器的进口温度和出口氢含量保持在

290

℃和

3%

左右。预硫化过程注意监控，防止床层温度超过

400

℃、

H

2

含量和硫化

氢含量超高或超低。

镇海石化：

（

5

）

催化剂预硫化时，急冷水

PH

值下降，从急冷水泵入口加入脱氧

水控制急冷水

PH

值

6

～

7

。

5.2.2.14

钴

/

钼催化剂预硫化操作

5.2.2.14.1

此操作在

SCOT

单元反应器升温结束且还原气已引入后进行。

5.2.2.14.2

通过调节

SCOT

炉瓦斯和空气流量，

控制

SCOT

反应器入口温度，

使

SCOT

反应器床层温度达到

250

℃。

5.2.2.14.3

通过调节

SCOT

炉配风比或还原气

（氢气）

流量，

控制循环气中

CO+H

2

含量接近

6%

（

V

）

。

5.2.2.14.4

缓慢打开酸性气入

SCOT

炉阀，并控制入

SCOT

反应器气体中

H

2

S

含

量为

1%

（

V

）

，硫化氢气体进入

SCOT

反应器后与

Co/Mo

氧化物发生反应，使催化

剂进行预硫化。

5.2.2.14.5

通过分析

SCOT

反应器出入口的

H

2

S

含量，确定催化剂预硫程度，

当反应器出入口

H

2

S

浓度接近时，说明催化剂预硫化将完成。

5.2.2.14.6

提高

SCOT

反应器床层温度至

300

℃，并恒温

4

小时，然后把反应

器入口温度降至

280

℃，关严酸性气入

SCOT

炉阀，钴

/

钼催化剂预硫化完成。

南京：第四节加氢催化剂的预硫化

4

．

1

概述

在更换催化剂或催化剂再生后，

钴钼催化剂必须在初次开工或开工之前被预硫化。

预硫

化操作在耐火材料干燥之后进行。

如果还原反应器已冷却下来，

RAR

尾气处理单元是

“冷的”

，

必须以

20

～

30

℃

/

小时的温

升加热，直到温度达

230

℃为止。

从炼厂酸性气

（氨被

TGT

酸性气洗涤塔脱除后）

获得用于预硫化催化剂的硫化氢。

至反

应器的预硫化气体必须含有

1

～

2mol

％的

H

2

S

和

1

～

3mol

％的氢气。其余气体是惰性氮气。

预硫化反应是放热反应，

会使床层温度上升。

在催化剂预硫化期间，

主要预防措施是避

免催化剂床层温度升至

420

℃以上并避免催化剂被部分或全部预硫化之后，

反应器入口气体

中有游离氧气。

当游离氧气接触预硫化催化剂时，

会使催化剂发生硫酸盐化和引起高温或温

度失控。

硫化氢气体检测器（

sensidyne

／

Gastec

，

Drager

或相当的）用于分析预硫化期间加氢

反应器的入口和出口气流。

根据检测器管制造厂的说明，

某些情况下，

必须分析前用试样冷

却器冷却气体试样。

预硫化结束后，装置可以投入运行。

4

．

4

利用炼厂酸性气进行催化剂预硫化

——核实以下各项：

·炼厂酸性气至主燃烧器的控制阀

FV-3009

关闭。

·至化肥酸性气洗涤塔的

8

″副线打开。

·炼厂酸性气至化肥酸性气洗涤塔的控制阀

HV-3011

打开。

——确保通过循环酸性气至克劳斯装置的控制阀

HV-3005

处于关闭状态

（循环酸性气至

SRU

的截止阀

XV-3005

也被关闭）

。隔断化肥酸性气洗涤塔上游的循环酸性气管线。

——关闭热酸性气至主燃烧器的控制阀

FV-3015

和热酸性气至第二区的控制阀

FV-3014

。

——确保关闭克劳斯尾气至

TGT

单元的截止阀

HV-4001

（以便保持隔断克劳斯装置）

。

——开动酸性气洗涤塔循环水系统。

——调节至尾气处理单元（

TGT

）入口的炼厂酸性气。最后一个手动截止阀保持关闭。

设定酸性气流率，以使循环气中的

H

2

S

不高于

2mol

％。

——如果用克劳斯尾气进行预硫化，则

S0

2

含量必须低于

300ppm

（体积）

，以尽量减少

催化剂上发生硫酸盐化反应。克劳斯装置尾气中的

H

2

S

最好不超过

2mol

％。

——预硫化气体中

lmol

％

H

2

S

，可使还原催化剂床层提高温度约

33

℃。这样，在

3l2

℃

的催化剂温度下，

2mol

％

H

2

S

会使催化剂温度提高到

378

℃。使用

H

2

S

和

SO

2

气体检测器管

（

Sensidyne

／

Gastec

，

Drager

或相当的）

测量至加氢反应器的循环气中的这些成分的浓度。

——确保使用量程合适的检测器管，以提高结果的准确度。

注：以下步骤要求工作人员使用新鲜空气供应设备。

——装置已完成吹扫掉氧气以后，调节还原气体供应，保持最终截止阀关闭。

——再次检查确保

RAR

单元完全与克劳斯单元隔断，

务必保持氮气处于正压，

以防止空

气从热氧化器回流。

——压力控制器

PC-4002

应在操作（设定在

0.01MPa

（

g

）左右）

，过量气体排至热氧化

器。

——再次检查循环气流率是否恒定保持在

7800Nm

3

/h

。

——在还原气体加到循环气中时，计算产生

2.5mol

％左右氢气所需的还原气体流量。

在炼厂酸性气进入

RAR

单元之前，

用手动操作的流量控制器

FC-4004

建立还原气体流量。

与

此同时，

检查氢气分析仪和流量计的校准和调零。

氢气分析仪投入操作并观察其是否正确工

作，使接触冷凝器出口物流中的氢气浓度为

2.5

％（干基）

。

——采集气体试样，并在实验室确认循环预硫化气体中的

H

2

含量。

——在催化剂预硫化操作期间，注意氢气浓度是否降到

1.O

％以下；实际上预硫化操作

中缺少氢气可导致加氢催化剂的硫酸盐化。同时，

H

2

浓度不可超过

6

％，以避免加氢催化剂

和过量游离氢气之间的不良反应。

——旦氢气浓度稳定，

就逐步打开至加热器入口管线中的炼厂酸性气，

经

FI-4007

建立

约

3

至

4Nm

3

/h

以下的小流量。加氢反应器入口气体中的

H

2

S

浓度为不大于

2

％。

——分步控制好入口

H

2

S

含量，使催化剂床层温升在酸性气流量两次提高之间完成。

——注意，如果预硫化气体中存在

SO

2

，急冷塔中循环水吸收后

PH

值会降低。用

PH

值

分析仪和实验室检验，监控整个预硫化操作期间的

PH

值。如果需要，用注

NH

3

的方法提高

循环水的

PH

值。

——酸性气进入加氢反应器后，

催化剂床层因放热的预硫化反应会产生温升。

保持入口

温度在

230

℃左右，使反应器有足够的热浸泡时间。

——在预硫化操作之后半小时，分析反应器入口和出口气体中的

H

2

S

，然后每隔

1

小时

分析反应器入口和出口气体的

H

2

S

含量。保持在入口气体中有

2v

％的

H

2

S

。

——确保至反应器部分的适当酸性气流量，

H

2

含量（由分析仪测定，并由实验室分析确

认）约为

2.5mo1

％（干基）

。然后开始以

25

℃／

h

速率提高反应器入口温度，直到达

338

℃

为止。

——当温度梯度开始形成时，

在温度梯度已通过整个催化剂床层之前，

不应进一步提高

入口气体温度。继续提高温度，直到下一个温度梯度形成为止，或达到

338

℃的最大入口温

度为止。

——催化剂床层中任何地方接近

420

℃的高温表明存在氧气或大量

SO

2

，或气体中

H

2

S

的浓度太高。

降低反应器入口温度和至反应器的酸性气速率。

再次检查反应器入口气体的组

成。

——记住，

420

℃以上温度会损坏催化剂。

但为了保护该系统，

装了两个高

-

高温度开关

TSHH-4016

和

TSHH-4018

，如果催化剂床层底部温度达到

410

℃，这两个开关会使尾气处理

单元停车。

——随着预硫化的进行，

催化剂床层上的温升会下降，

可使入口温度提高，

但不能达到

410

℃的最大温度。预硫化在

338

℃的反应器入口温度下继续进行，直到离开反应器的气体

中的

H

2

S

含量基本上与入口气体中的含量相同，

而温度波通过了床层为止。

发生这种情况后，

再继续预硫化

4

小时。

——当预硫化接近完成时，必需降低酸性气的加入速率，以限制反应器入口

H

2

S

浓度不

大于

2

％。

——恒温

4

小时，在此期间反应器出口气体可因进料气体中有微量

SO

2

转化为

H

2

S

而使

H

2

S

含量稍高于入口气体。

——预硫化完成后，将反应器入口温度降低至

312

℃的设计值。

H

2

S

入口应关闭；保持

至

RAR

单元的

H

2

以保持急冷塔出口

2.5v

％的恒定

H

2

浓度。

聚氯乙烯是由氯乙烯通过自由基聚合而成的。有悬浮聚合法、乳液聚合法、本体聚合法和微悬浮聚合法，以悬浮聚合法为主，约占PVC总产量的80％左右。单体的来源：乙烯法、石油法和电石法。我国的方法：主要还是电石法。（1）悬浮聚合法 使单体呈微滴状悬浮分散于水相中，选用的油溶性引发剂则溶于单体中，聚合反应就在这些微滴中进行，聚合反应热及时被水吸收，为了保证这些微滴在水中呈珠状分散，需要加入悬浮稳定剂，如明胶、聚乙烯醇、甲基纤维素、羟乙基纤维素等。聚合是在带有搅拌器的聚合釜中进行的。聚合后，物料流入单体回收罐或汽提塔内回收单体。然后流入混合釜，水洗再离心脱水、干燥即得树脂成品。特点是，反应器内有大量水，物料粘度低，容易传热和控制；聚合后只需经过简单的分离、 洗涤 、干燥等工序，即得树脂产品，可直接用于成型加工；产品较纯净、均匀。

（2）乳液聚合法 最早的工业生产 PVC的一种方法。在乳液聚合中，除水和氯乙烯单体外，还要加入烷基磺酸钠等表面活性剂作乳化剂，使单体分散于水相中而成乳液状，以水溶性过硫酸钾或过硫 酸铵为引发剂，还可以采用“氧化-还原”引发体系，聚合历程和悬浮法不同。也有加入聚乙烯醇作乳化稳定剂，十二烷基硫醇作调节剂，碳酸氢钠作缓冲剂的。聚 合方法有间歇法、半连续法和连续法三种。聚合产物为乳胶状，乳液粒径0.05～2μm，可以直接应用或经喷雾干燥成粉状树脂。乳液聚合法的聚合周期短，较 易控制，得到的树脂分子量高，聚合度较均匀，适用于作聚氯乙烯糊，制人造革或浸渍制品。

（3）本体聚合法 聚合装置比较特殊，主要由立式预聚合釜和带框式搅拌器的卧式聚合釜构成。聚合分两段进行。单体和引发剂先在预聚合釜中预聚1h，生成种子粒子，这时转化率 达8％～10％，然后流入第二段聚合釜中，补加与预聚物等量的单体，继续聚合。待转化率达85％～90％，排出残余单体，再经粉碎、过筛即得成品。树脂的 粒径与粒形由搅拌速度控制，反应热由单体回流冷凝带出。此法生产过程简单，产品质量好，生产成本也较低。

二、氯乙烯单体的生产

1．乙炔的生产：

乙炔的生产原料是电石，它的运输和使用必须符合“GB 10665-89”标准，使用前需要检测，电石的批次检测和采样按照国标“GB/T-6678-2003”规定来做，在使用过程中数以 安全，不要溅到身上。

电石的破碎，一般采用100-300mm大的电石或者整块电石，在进入粉碎机时的合理粒径为25-50mm，经过破碎后的合理粒径可以达到25-50mm，另外，注意，进入破碎机的电石温度应该在130。C以下，进入发生器的温度也应该小于80。C，否则对系统不安全。

电石的除尘也要符合环保部门的相关标准，在这些问题都解决以后。乙炔的发生，如下方程式：

CaC2+2H2O=Ca（OH）2+C¬2H2+130 kj/mol

但也会产生很多副反应，产生杂质：

CaO + H2O → Ca（OH）2

CaS + 2H2O → Ca（OH）2 + H2S↑

Ca3N2 + 6H2O → 3Ca（OH）2 + 2NH3↑

Ca2Si + 4H2O → 2Ca(OH)2 + SiH4↑

Ca3As3 + 6H2O → 3Ca（OH）2 + 2AsH3↑

Ca3P2 + 6H2O → 3Ca（OH）2 + 2PH3↑

乙炔的净化，发生器产生的粗乙炔气，由发生器顶部引出，经水洗塔喷淋洗涤、再经正水封进入冷却塔，在冷却塔内部，乙炔气体从底部进顶部出，冷却水或从废次钠从顶部进入从底部出去，气液两相在塔内填料表面逆流接触，交换热量并且进一步的进行洗涤。从冷却塔来的乙炔气，在保证乙炔气柜到一定的高度时，进入水泵加压后，再进入两台串联的清洗塔，与含有有效氯0.085%-0.12%的次氯酸钠溶液逆流进行逆流直接接触反应，除去粗乙炔气中的S、P等有害杂质。清净二塔主要除去乙炔中的饱和水分，使得纯度达到98.5%。不含S、P。[3]

2.乙烯氧氯化法制取氯乙烯

（1）乙烯氧氯化反应：

直接氯化：C2H4 +Cl2 → C2H4Cl2 （FeCl3作为催化剂）

氧氯化 ：C2H4 + 2HCl + 1/2O2 → C2H4Cl2 + H2O +263 Kj（CuCl2做催化剂）

副反应：

C2H4Cl2 + Cl2 → C2H3Cl3 +HCl

C2H4 + HCl → C2H5Cl

C2H4 + 2O2 → 2CO + 2H2O

C2H4 + 3O2 → 2CO2 + 2H2O

C2H4 + 3HCl + O2 → C2H3Cl3 + 2H2O

（2）二氯乙烷的裂解：

方程式如下：

C2H4Cl2 → C2H3Cl + HCl – 67.93Kj

也存在副反应，注意副反应。

(3)乙烯氧氯化法工艺流程：

共分为五个单元，直接氯化单元、氧氯化单元、二氯乙烷精制单元、二氯乙烷裂解单元和氯乙烯精制单元。

氧氯化单元,主要在流化床反应器上，首先将直接氯化单元含有乙烯的尾气和本单元的部分冷凝气体汇合经过补充新鲜的乙烯气后预热后，再按比，乙烯：氯化氢：氧气：惰性气体= 1.6:2.0：0.63:2.0的比例进料，生成二氯乙烷。

二氯乙烷精制单元，主要用低沸塔，目的是清除EDC中的低沸物，清除低沸物后再送入高沸塔除去高沸物，最后再送入二氯乙烷的回收塔，回收二氯乙烷。

二氯乙烷裂解单元，主要将二氯乙烷送入裂解炉中，反应后，再进入急冷塔，大约会有40%原料的EDC组成的循环液，直接喷淋避免副反应，冷热交换后进入下一个工段。

氯乙烯精制单元，二氯乙烷裂解后，生成氯乙烯和氯化氢，转化率为大约55%，所以又大量为转化的原料。本套设备用的是改进的二塔流程设计。保留原来的氯化氢塔和氯乙烯塔，物料通过两个塔后，只有少量的HCl，进入液碱洗涤器和固碱干燥塔后进入到氯乙烯成品罐中。

采用二塔工艺减少了设备的维修费用，操作方便，运行费用很低，并且节约了部分的蒸汽，降低了成本，因此本套设备采用二塔工艺流程来精制氯乙烯。[4]

3.氯乙烯的悬浮聚合

主要原材料有，去离子水，氯乙烯单体，引发剂构成。

悬其中去离子水的质量直接影响到聚合的质量，水的硬度过高会影响材料的绝缘性和稳定性，水中阳离子（氯根）如果过高，会影响聚乙烯醇的分散体系易使树脂的颗粒变粗，影响产品的形态，PH也会影响，过高会是聚乙烯醇分解：

表1去离子水的规格

项目 规格 项目 规格

导电率/μΩ ≤0.5 SiO2/（mg/kg） ≤0.01

pH值 7.0 SO¬¬3/(mg/kg) 0

氧含量/（mg/kg） ≤0.01 氯/（mg/kg） 0

硬度，H 0 蒸发残留物/(mg/kg) 0

氯乙烯单体也有要求见下表

表2氯乙烯单体的规格

组分 含量 组分 含量

VCM纯度 ≥99.98% 乙炔 ≤0.1

异丁烷 ≤2 HCL ≤1

氯乙烷 ≤5 水 ≤60

VCM的杂质对合成的影响：1，炔类的影响，在VC自由基聚合中能与链发生反应，形成稳定的p-Π共轭体系，对集合有很大的影响。2，高废物也会对气产生影响，会粘连在反应釜上，不利。

悬浮聚合有以下几个步骤：聚合，分离出去氯乙烯单体，离心除去水合干燥。VCM（氯乙烯）

图2 悬浮聚合的主要流程

将去离子水加入聚合釜内,并将聚合配方的助剂如分散剂、缓冲剂等加入釜内搅拌,然后加入引发剂,密封聚合釜,抽除釜内空气,必要时用氮气替换,使釜内残留氧含量降至最低,最后加入氯乙烯单体VCM,然后通过反应釜夹套中的过热水加热,将釜温升至预定温度并进行聚合。

这些聚合反应热通过3种方式散热,但是根据反应釜大小,3种途径可以只利用其中一种或两种方式散热: 1)釜夹套冷却水，2)釜内冷水管，3)釜顶冷凝器等。要严格操作技术,始终保持预定反应温度,以保证氯乙烯产品质量。如果釜内聚合反应放热不足或失控造成温度过高不下时,釜内饱和蒸汽压也将大大超过反应釜的操作压力甚至设计压力,从而造成聚合釜的物理破坏。对此在制造聚合釜时对温度及压力的设计留有充分的余量,防止物理爆破酿成的灾难性后果。聚合反应的温度、压力的失控事故常常发生在反应的前中期,即VCM聚合为PVC的转化率小于70%时单体富相存在,才会发生上述温度。压力超高VCM转化率大于70%时,单体富相消失时,压力稳步降低。气提反应，用于清除氯乙烯单体，可以达到小于1×10-6的水平。最有效的气体方法包括蒸汽气提塔的使用。首先，反应器中的东西吹到集料箱和卸料箱中，单体的回收压力就与大气压相近，回收单体到达这个程度会导致PVC粒子变硬，因为有许多塑化作用的单体都被除去了，这有助于粒子粘合。氯乙烯和一些水从顶部除去，气体后从底部除去。过滤，通过离心机过滤，注意要用转鼓式离心过滤机。干燥和筛选，也要注意在聚氯乙烯干燥前温度不能高于100。C。

4．催化剂选择：

合成催化剂采用高汞为催化剂（HgCl2）

由于聚氯乙烯的熔融温度接近分解温度，因此成型困难。需要加入稳定剂来提高分解温度，使之易于成型加工。聚氯乙烯塑料的成型温度范围较窄，通常控制在150~1800C之间，聚氯乙烯塑料常采用一般热塑料的成型方法。例如挤出、注射、压延、吹塑、压制、铸塑及热成型等方法。聚氯乙烯是一种性能良好，价格便宜，用途广泛的塑料。它的主要缺点是热稳定性不好，易老化，搞冲击强度低，耐寒性不佳和加工性能差。提高聚氯乙烯塑料性能的主要途径，是寻找合适的稳定剂、增塑剂、填充剂等助剂进行合理配制，但更有效的方法是通过共聚和共混进行改性。

共聚合一般有两种情况：

1、氯乙烯与其它单体共聚，在聚氯乙烯主链上引入其它单体基团。目前主要的共聚物有氯乙烯—醋酸乙烯、氯乙烯-丙烯酸酯等共聚物。这些共聚物成型温度较低，加工性能较好。此外，还具有一些特殊性能，能满足使用上的需要。

2、在聚氯乙烯侧连上引入异种单体基团或在异种聚合物侧连上引氯乙烯链的接枝共聚反应，例如乙烯-醋酸乙烯接枝的共聚物（EVA-VC），控制接坛氯乙烯部分的数量和聚合度，可制得从硬质到软质的接枝共聚物，改进其抗冲击性能，低温脆性、耐候性加工性能等。共混法聚氯乙烯与其它聚合物共混，可制得兼有两者特性的共混物。上前为改进硬质聚氯乙烯共聚的流动性、抗冲击性能等常用与聚氯乙烯共聚物有：ABS、甲基丙烯酸甲酯-丁二烯-苯乙烯共混的聚合物（MBS），氯化聚乙烯（CPE）。为了改进软质聚氯乙烯在使用过程中增塑剂的挥发、迁移、抽出等，常用的共聚物有：丁腈橡胶、氧化聚乙烯共聚物、乙烯-醋酸乙烯共聚物、乙烯-醋酸乙烯-氧乙烯共聚物等。此外，聚氯乙烯还可以通过氯化，闻联和增强等方法改进其性能。

节能的重点领域主要指重点工业，交通运输，建筑、商用、民用及农用。而工业节能的重点是电力、钢铁、有色金属、石油石化、化学、建材、煤炭和机械等高耗能行业的节能。

1．重点工业

1）电力工业

采用先进的输、变、配电技术和设备，逐步淘汰能耗高的老旧设备，降低输、变、配电损耗；采用天然气发电机组替代燃油小机组，优化电源布局，适当发展以天然气、煤层气和其他工业废气为燃料的小型分散电源，加强电力安全；减少电厂自用电。

2）钢铁工业

加快淘汰落后工艺和设备，提高新建、改扩建工程的能耗标准。实现技术装备大型化，生产流程连续化、紧凑化、高效化，最大限度地综合利用各种能源和资源。

3）有色金属工业

主要包括铝生产行业节能技术改造、铝冶炼行业节能技术改造、铜冶炼行业节能技术改造和其他有色金属冶炼行业节能技术改造。

4）石油石化工业

油气开采应用采油系统优化配置技术、稠油热采配套节能技术、注水系统优化运行技术、油气密闭集输综合节能技术、放空天然气回收利用技术。石油炼制提高装置开工负荷和换热效率，优化操作，降低加工损失。乙烯生产优化原料结构，采用先进技术改造乙烯裂解炉，优化急冷系统操作，加强装置管理，降低非生产过程能耗。以洁净煤、天然气和高硫石油焦替代燃料油（轻油），推广应用循环流化床锅炉技术和石油焦气化燃烧技术，采用能量系统优化、重油乳化、高效燃烧器及吸收式热泵技术回收余热和地热。

5）化学工业

大型合成氨装置采用先进节能工艺、新型催化剂和高效节能设备，提高转化效率，加强余热回收利用；以天然气为原料的合成氨推广一段炉烟气余热回收技术，并改造蒸汽系统；以石油为原料的合成氨，加快以洁净煤或天然气替代原料油改造；中小型合成氨采用节能设备和变压吸附回收技术，降低能源消耗。煤造气采用水煤浆或先进粉煤气化技术替代传统的固定床造气技术。烧碱生产逐步淘汰石墨阳极隔膜法烧碱，提高离子膜法烧碱比重。纯碱生产淘汰高耗能设备，采用设备大型化、自动化等措施。

6）建材工业

水泥行业发展新型干法窑外分解技术，提高新型干法水泥熟料比重，积极推广节能粉磨设备和水泥窑余热发电技术，对现有大中型回转窑、磨机、烘干机进行节能改造，逐步淘汰机立窑、湿法窑、干法中空窑及其他落后的水泥生产工艺。玻璃行业发展先进的浮法工艺，淘汰落后的垂直引上和平拉工艺，推广炉窑全保温技术、富氧和全氧燃烧技术等。建筑陶瓷行业淘汰倒焰窑、推板窑、多孔窑等落后窑型，推广辊道窑技术，改善燃烧系统；卫生陶瓷生产改变燃料结构，采用洁净气体燃料无匣钵烧成工艺。积极推广应用新型墙体材料以及优质环保节能的绝热隔音材料、防水材料和密封材料，提高高性能混凝土的应用比重。

7）煤炭工业

逐步淘汰技术落后、效率低、浪费资源严重和污染环境的小煤矿，建设大型现代化煤矿，实现高效高产。采用新型高效通风机、节能排水泵，对设备及系统进行节能改造，完善煤炭综合加工体系，提高煤炭利用效率。

8）机械工业

淘汰落后的高能耗机电产品，发展变频电动机、稀土永磁电动机等高效节能机电产品，促进风机、水泵等通用机电产品提高用能效率，提高节能型机电产品设计制造水平和加工能力。

2．交通运输

1）公路运输

加速淘汰高耗能的老旧汽车；加快发展柴油车、大吨位车和专业车；推广厢式货车，发展集装箱等专业运输车辆；改善道路质量；加快运输企业集约化进程，优化运输组织结构；减少单车单放空驶现象，提高运输效率等。

2）新增机动车

未来用油增长最快的是机动车。根据美国、日本、欧洲等国家的经验，机动车节油最经济有效的措施就是制定和实施机动车燃油经济性标准并实施车辆燃油税等相关制度，促进汽车制造企业改进技术，降低油耗，提高燃油经济性，引导消费者购买低油耗汽车。

3）城市交通

合理规划交通运输发展模式，加快发展轨道交通等公共交通，提高综合交通运输系统效率。在大城市建立以道路交通为主，轨道交通为辅，私人机动交通为补充，合理发展自行车交通的城市交通模式；中小城市主要以道路公共交通和私人交通为主要发展方向。

4）铁路运输

加快发展电气化铁路，实现铁路运输以电代油；开发“交—直—交”高效电力机车，推广电气化铁路牵引功率因数补偿技术和采取其他节电措施，提高用电效率。内燃机车采用高效柴油添加剂和各种节油技术和装置；严格机车用油，收、发计算机集中管理；发展机车向客车供电技术，推广使用客车电源，逐步减少和取消柴油发电车，加强运输组织管理，优化机车操纵，降低铁路运输燃油消耗。

5）航空运输

采用节油机型，加强管理，提高载运率、客座率和运输周转能力，提高燃油效率，降低油耗。

6）水上运输

通过制定船舶技术标准，加速淘汰老旧船舶；采用新船型和先进动力系统；发展大宗散货专业化运输和多式联运等现代运输组织方式；优化船舶运力结构，提高船舶平均载重吨位等。

3．建筑、商业、民用及农用

1）建筑物

“十一五”期间，新建建筑物严格实施节能50%的设计标准，其中北京、天津等少数大城市率先实施节能65%的标准。供热体制改革全面展开，居住区及公共建筑集中采暖按热表计量收费方式在各大中城市普遍推行，在小城市试点。结合城市改建，开展既有居住区和公共建筑节能改造，大城市完成改造面积25%，中等城市达到15%，小城市达到10%。鼓励采用蓄冷、蓄热空调及冷热电联供技术，中央空调系统采用风机水泵变频调速技术，采用节能门窗、新型墙体材料等。加快太阳能、地热等可再生能源在建筑物中的利用。

2）家用及办公电器

推广高效节能电冰箱、空调、电视机、洗衣机、电脑等家用及办公电器，降低待机能耗，实施能效标准和标识，规范节能产品市场。

3）照明器具

推广稀土节能灯等高效荧光灯类产品、高强度气体放电灯及电子镇流器，减少普通白炽灯使用比例，逐步淘汰高压汞灯，实施照明产品能效标准，提高高效节能荧光灯使用比例。

4）农业、渔业机械

淘汰落后农业机械；采用先进柴油机节油技术，降低柴油机燃油消耗；推广少耕免耕法、联合作业等先进的机械化农艺技术；在同等作业场地更多地使用电动机；开发水能、风能、太阳能等可再生能源在农业机械上的应用。通过淘汰落后渔船，提高渔业机械的利用效率，降低渔业油耗。

新型玻璃

存储一部大百科全书只需拇指大的玻璃晶片：

将印有文字和图像的纸片盖在一块透明的玻璃上，然后用短波紫外线、X射线、γ射线进行高能电磁辐射，玻璃就能自动“默记”这些文字、图像。当受到日光等长波光源照射后，在暗背景中保存的这种玻璃，仍能把文字、图像再现出来。这种神奇的玻璃是以中国科学院长春应化所苏锵院士和李成宇博士为首的科研小组研制成功的。它是由一种新型红色长余辉发光材料在玻璃上经特殊工艺处理做成的。并且，科研小组还在世界上首次发现了它的存储记忆功能。

所谓长余辉发光，是指白天在太阳光、日光灯或其他高能电磁辐照下将能量储存，晚上再把所储能量释放出来从而发光。为人们所熟知的“夜光粉”即是长余辉材料的一种，但它只能发出黄绿色一种光，发光时间一般仅为一、两个小时，且亮度低。以往，为维持其发光强度，都采取加入放射性元素的办法，但这会对人的健康和环境造成危害。如何找到一种更科学的长余辉发光材料，一直受到人们关注。

1996年，苏锵的科研小组开始了新型长余辉发光材料的研究。先后成功研制出能发出绿光、蓝光、紫光、红光的长余辉材料，发光时间也更长，发光亮度和耐光性更强，黑暗中肉眼可见达数十小时以上；他们还制成了玻璃、陶瓷等不同发光体模块。在苏锵的实验室暗房中，记者看到了由这些长余辉发光材料制成的粉状、椎状、块状等多种形体的玻璃陶瓷发光体模块，发出各种夺目的光彩。其中的长余辉红色玻璃更是具有透明、发红光，晶化后可由红色变成不透明的绿色或黄色，余辉时间长，可将文字、图像写入、存储、读出等神奇特点。

另据苏锵介绍，这些长余辉发光材料的主要原料提取自稀土，我国稀土储量占世界80％，长余辉发光材料的研发不仅可以带动稀土资源的综合开发利用，同时，由于不用电就能发光，使得长余辉发光材料在工业、民用领域的用途十分广泛。待“储光”技术进一步成熟后，这种玻璃在高科技领域的应用前景不可限量，一套大百科全书的内容都可能“写”在一块拇指大小的玻璃晶片上，而动态的三维立体影像也可以完整无损地长时间保存下来。

一、平板玻璃：

平板玻璃是指未经其他加工的平板状玻璃制品，也称白片玻璃或净片玻璃。按生产方法不同，可分为普通平板玻璃和浮法玻璃。平板玻璃是建筑玻璃中生产量最大、使用最多的一种，主要用于门窗，起采光（可见光透射比85%90%）、围护、保温、隔声等作用，也是进一步加工成其他技术玻璃的原片。

平板玻璃按其用途可分为窗玻璃和装饰玻璃。根据国家标准《普通平板玻璃》（GB4871—1995）和《浮法玻璃》（GB11614—89）的规定，玻璃按其厚度可分为以下几种规格：

引拉法生产的普通平板玻璃：2mm、3mm、4mm、5mm四类。

浮法玻璃：3mm、4mm、5mm、6mm、8mm10mm、12mm七类。

引拉法生产的玻璃其长宽比不得大于2.5，其中2、3mm厚玻璃尺寸不得小于400mm×300mm，4、5、6mm厚玻璃不得小于600mm×400mm。浮法玻璃尺寸一般不小于1000mm×1200mm，5、6mm最大可达3000mm×4000mm。

按照国家标准，平板玻璃根据其外观质量进行分等定级，普通平板玻璃分为优等品、一等品和二等品三个等级。浮法玻璃分为优等品、一级品和合格品三个等级。同时规定，玻璃的弯曲度不得超过0.3%。

普通平板玻璃以标准箱、实际箱和重量箱计量，厚度2mm的平板玻璃，每10m为1标准箱；对于其他厚度规格的平板玻璃，均需进行标准箱换算。实际箱是用于运输计件娄的单位。玻璃的厚度不同每实际箱的包装量也不一样。实际箱按同厚度累计平方数乘以厚度系数即可得出标准箱数。重量箱是指2mm厚度的平板玻璃每一标准箱的重量，其他厚芳的玻璃可按一定的系数进行换数。

平板玻的用途有两个方面：3～5mm的平板玻璃一般是直接用于门窗的采光，8～12mm的平板玻璃可用于隔断。另外的一个重要用途是作为钢化、夹层、镀膜、中空等玻璃的原片。

二、安全玻璃：

安全玻璃是指与普通玻璃相比，具有力学强度高、抗冲击能力强的玻璃。其主要品种有钢化玻璃、夹丝玻璃、夹层玻璃和钛化玻璃。安全玻璃被击碎时，其碎片不会伤人，并兼具有防盗、防火的功能。根据生产时所用的玻璃原片不，安全玻璃具有一定的装饰效果。

（一）钢化玻璃：

钢化玻璃又称强化玻璃。它是用物理的或化学的方法，在玻璃表面上形成一个压应力层，玻璃本身具有较高的抗压强度，不会造成破坏。当玻璃受到外力作用时，这个压力层可将部分拉应力抵销，避免玻璃的碎裂，虽然钢化玻璃内部处于较大的拉应力状态，但玻璃的内部无缺陷存在，不会造在成破坏，从而达到提高玻璃强度的目的。

钢化玻璃是平板玻璃的二次加工产品，钢化玻璃的加工可分为物理钢化法和化钢化法。

物理钢化玻璃又称为淬火钢化玻璃。它时将普通平板玻璃在加热炉中加热到接近玻璃的软化温度（600℃）时，通过自身的形变消除内部应力，然后将玻璃移出加热炉，再用多头喷嘴将高压冷空气吹向玻璃的两面，使其迅速且均匀地冷却至室温，即可制得钢化玻璃。这种玻璃处于内部受拉，外部受压的应力状态，一旦局部发生破损，便会发生应力释放，玻璃被破碎成无数小块，这些小的碎片没有尖锐棱角，不易伤人。

化学钢化玻璃是通过改变玻璃的表面的化学组成来提高玻璃的强度，一般是应用离子交换法进行钢化。其方法是将含有碱金属离子的硅酸盐玻璃，浸入到熔融状态的锂（Li＋）盐中，使玻璃表层的Na＋或K＋离子与Li＋离子发生交换，表面形成Li＋离子交换层，由于Li＋的膨胀系数小于Na＋、K＋离子，从而在冷却过程中造成外层收缩较小而内层收缩较大，当冷却到常温后，玻璃便同样处于内层受拉，外层受压的状态，其效果类似于物理钢化玻璃。

钢化玻璃强度高，其抗压强度可达125MPa以上，比普通玻璃大4～5倍；抗冲击强度也很高，用钢球法测定时，0.8kg的钢球从1.2m高度落下，玻璃可保持完好。

钢化玻璃的弹性比普通玻璃大得多，一块1200mm×350mm×6mm的钢化玻璃，受力后可发生达100mm的弯曲挠度，当外力撤除后，仍能恢复原状，而普通玻璃弯曲变形只能有几毫米。

热稳定性好，在受急冷急热时，不易发生炸裂是钢化玻璃的又一特点。这是因为钢化玻璃的压应力可抵销一部分因急冷急热产生的拉应力之故。钢化玻璃耐热冲击，最大安全工作温度为288℃，能承受204℃的温差变化。

由于钢化玻璃具有较好的机械性能和热稳定性，所以在建筑工程、交通工具及其他领域内得到广泛的应用。平钢化玻璃常用作建筑物的门窗、隔墙、幕墙及橱窗、家具等，曲面玻璃常用于汽车、火车及飞机等方面。

使用时应注意的是钢化玻璃不能切割、磨削，边角不能碰击挤压，需按现成的尺寸规格选用或提出具体设计图纸进加工定制。用于大面积的玻璃幕墙的玻璃在钢化上要予以控制，选择半钢化玻璃，即其应力不能过大，以避免受风荷载引起震动而自爆。

根据所用的玻璃原片不同，可制成普通钢化玻璃、吸热钢化玻璃、彩然钢化玻璃、钢化中空玻璃等。

（二）、夹丝玻璃 ：

夹丝玻璃也称防碎玻璃或钢丝玻璃。它是由压延法生产的，即在玻璃熔融状态下将经预热处理的钢丝或钢丝网压入玻璃中间，经退火、切割而成。夹丝玻璃表面可以是压花的或磨光的，颜色可以制成无色透明或彩色的。

夹丝玻璃的特点是安全性和防火性好。夹丝玻璃由于钢丝网的骨架作用，不仅提高了玻璃的强度，而且当受到冲击或温度骤变而破坏时，碎片也不会飞散，避免了碎片对人的伤害。在出现火情时，当火焰延，夹丝玻璃受热炸裂，由于金属丝网的作用，玻璃仍能保持固定，隔绝火焰，故又称为防火玻璃。

根据国家行业标准JC433-91规定，夹丝玻璃厚度分为：6、7、10mm，规格尺寸一般不小于600mm×400mm，不大于2000mm×1200mm。

目前我国生产的夹丝玻璃分为夹丝压花玻璃和夹丝磨光玻璃两类。夹丝玻璃可用于建筑的防门窗、天窗、采光屋顶、阳台等部位。

（三）夹层玻璃：

夹层玻璃是在两片或多片玻璃原片之间，用PVB（聚乙烯醇丁醛）树脂胶片，经过加热、加压粘合而成的平面或曲面的复合玻璃制品。用于夹层玻璃的原片可以是普通平板玻璃、浮法玻璃、钢化玻璃、彩色玻璃、吸热玻璃或热反射玻璃等。夹层玻璃的层数有2、3、5、7层，最多可达9层，对两层的夹层玻璃，原片的厚度常用的有（mm）：2＋3、3＋3、3＋5等。夹层玻璃的结构，如图8-1所示。

夹层玻璃的透明性好，抗冲击性能要比一般平板玻璃高好几倍，用多层普通玻璃或钢化玻璃复合起来，可制成防弹玻璃。由于PVB胶片的粘合作用，玻璃即使破碎时，碎片也不会飞扬伤人。通过采用不同的原片玻璃，夹层玻璃还可具有耐久、耐热、耐湿等性能。

夹层玻璃有着较高的安全性，一般用于在建筑上用作高层建筑门窗、天窗和商店、银行、珠宝的橱窗、隔断等。

（四）钛化玻璃：

钛化玻璃也称永不碎铁甲箔膜玻璃。是将钛金箔膜紧贴在任意一种玻璃基材之上，使之结合成一体的新型玻璃。钛化玻璃具有高抗碎能力，高防热及防紫外线等功能。不同的基材玻璃与不同的钛金箔膜，可组合成不同色泽、不同性能、不同规格的钛化玻璃。钛化玻璃常见的颜色有：无色透明、茶色、茶色反光、铜色反光等。

三、节能型玻璃：

传统的玻璃应用在建筑物上主要是采光，随着建筑物门窗尺寸的加大，人们对门窗的保温隔热要求也相应的提高了，节能装饰型玻璃就是能够满足这种要求，集节能性和装饰性于一体的玻璃。节能装饰型玻璃通常具有令人赏心悦目的外观色彩，而且还具有特殊的对光和热的吸收、透射和反射能力，用建筑物的外墙窗玻璃幕墙，可以起到显著的节能效果，现已被广泛地应用于各种高级建筑物之上。建筑上常用的节能装饰玻璃有吸热玻璃、热反射玻璃和中空玻璃等。

（一）吸热玻璃：

吸热玻璃是能吸收大量红外线辐射能、并保持较高可见光透过率的平板玻璃。生产吸热玻璃的方法有两种：一是在普通钠钙硅酸盐玻璃的原料中加入一定量的有吸热性能的着色剂；另一种是在平板玻璃表面喷镀一层或多层金属或金属氧化物薄膜而制成。吸热玻璃有灰色、茶色、蓝色、绿色、古铜色、青铜色、粉红色和金黄色等。我国目前主要生产前三种颜色的吸热玻璃。厚度有2、3、5、6mm四种。吸热玻还可以进一步加工制成磨光、钢化、夹层或中空玻璃。

吸热玻璃与普通平板玻璃相比具有如下特点：

⒈吸收太阳辐射热。如6mm厚的透明浮法玻璃，在太阳光照下总透过热为84%，而同样条件下吸热玻璃的总透过热量为60%。吸热玻璃的颜色和厚度不同，对太阳辐射热的吸收程度也不同。

⒉吸收太阳可见光，减弱太阳光的强度，起到反眩作用。

⒊具有一定的透明度，并能吸收一定的紫外线。

由于述特点，吸热玻璃已广泛用于建筑物的门窗、外墙以及用作车、船挡风玻璃等，起到隔热、防眩、采光及装饰等作用。

（二）热反射玻璃：

热反射玻璃是有较高的热反射能力而又保持良好透光性的平板玻璃，它是采用热解法、真空蒸镀法、阴极溅射法等，在玻璃表面涂以金、银、铜、铝、铬、镍和铁等金属或金属氧化物薄膜，或采用电浮法等离子交换方法，以金属离子置换玻璃表层原有离子而形成热反射膜。热反射玻璃也称镜面玻璃，有金色、茶色、灰色、紫色、褐色、青铜色和浅蓝等各色。热反射玻璃的热反射率高，如6mm厚浮法玻璃的总反射热仅16%，同样条件下，吸热玻璃的总反射热为40%，而热反射玻璃则可高达61%，因而常用它制成中空玻璃或夹层玻璃，以增加其绝热性能。镀金属膜的热反射玻璃还有单向透像的作.。玻璃是以石英砂、纯碱、长石和石灰石等为主要原料，经熔融、成型、冷却固化而成的非结晶无机材料。它具有一般材料难于具备的透明性，具有优良的机械力学性能和热工性质。而且，随着现代建筑发展的需要，不断向多功能方向发展。玻璃的深加工制品能具有控制光线、调节温度、防止噪音和提高建筑艺术装饰等功能。玻璃已不再只是采光材料，而且是现代建筑的一种结构材料和装饰材料。