镇海炼化100万吨乙烯装置开工报告

1、.镇海炼化100万吨乙烯装置开工总结报告撰写人：胡天生扬子公司石化烯烃厂乙烯车间2010年11月18日目 录1装置概况22工艺流程及技术特点22.1工艺流程简介22.2主要工艺技术特点43开车准备情况54开工准备阶段主要存在问题与处理情况95装置开车过程126开工过程中主要遇到的问题与处理187经验与教训227.1吸取的经验227.2吸取的教训311装置概况镇海炼化乙烯装置设计年产100万吨乙烯、46.17万吨丙烯。装置年运行时间设计为8,000小时，操作弹性为50%110%（裂解炉部分为70%110%），设计运转周期为3年。裂解炉采用中石化科技开发公司/鲁姆斯（ST/LUMMUS）合作开发的

2、技术，共有11台裂解炉，其中1台产能为12万吨/年的气体原料（循环乙烷/丙烷）裂解炉、9台产能为10万吨/年的液体原料裂解炉（5台轻质进料炉，4台重质进料炉），1台产能为15万吨/年的轻质原料裂解炉。分离部分采用LUMMUS公司的深冷顺序分离流程专利技术，其中有减粘塔、分凝分馏塔（CFT）、低压脱甲烷、丙烯制冷、二元制冷、双塔脱丙烷、双塔丙烯精馏以及炼厂干气低压回收（LPR）等。2 工艺流程及技术特点2.1工艺流程简介镇海炼化100万吨乙烯装置界区内共划分为11个区域(如表1所示)，装置区内的锅炉给水除氧系统和炼厂干气预精制系统扬子乙烯装置区内所没有的。整个装置区分为三个单元：裂解、压缩与分离

3、，其中裂解单元负责管辖000、100、150和900区；压缩单元负责管辖200、300、500、650和800区；分离单元负责管辖400和700区。镇海炼化100万吨乙烯装置工艺流程和扬子2#乙烯装置较为接近，设备位号与1#乙烯基本相同，但采用的仪表控制系统和部分设备较扬子先进，其工艺流程简图如图1所示。表1镇海炼化100万吨乙烯装置区域划分情况区号区号名称区域内的主要系统000裂解炉进料裂解原料预热系统。100裂解炉裂解炉系统。150急冷汽油分馏、裂解柴油和裂解燃料油汽提系统，急冷水系统、工艺水汽提和稀释蒸汽发生系统。200裂解气压缩裂解气压缩、酸性气体脱除、裂解气干燥、汽油汽提、凝液汽提系

4、统。300裂解气深冷裂解气深冷系统、脱甲烷塔系统，甲烷化系统。400分离脱乙烷、碳二加氢、乙烯精馏系统，脱丙烷、碳三加氢、丙烯精馏系统，脱丁烷系统，乙烯产品储存与气化系统。500丙烯制冷丙烯制冷系统。650二元制冷二元制冷系统。700炼厂干气预精制炼厂干气压缩、碱洗、杂质吸附、氧转化、汞吸附、脱甲烷系统。800废碱预处理废碱预处理系统。900公用工程燃料气发生系统、锅炉给水除氧系统，蒸汽及冷凝液系统，火炬气回收系统，冷却水系统。2.2主要工艺技术特点 镇海炼化100万吨乙烯装置采用了较多新技术，其中比较典型的有：15万吨/年乙烯大型裂解炉技术；急冷油过滤器使用了旋流器技术；裂解气压缩机段间注油

5、+注水技术；分凝分馏塔技术；炼厂干气低压回收技术；乙烯“三机”CCS控制技术等。这些新技术的应用使该套乙烯装置目前处于行业领先水平。主要工艺技术特点如下：(1)裂解炉采用ST/LUMMUS中国石化科技开发公司/鲁姆斯合作开发的SL-型裂解炉（BA101BA110），配线性废热锅炉（LQC），引风机采用变频电机，辐射段炉管采用强化传热技术。(2)15万吨/年裂解炉（BA111），属于中国石化“十条龙”科研攻关项目之一，采用ST/ LUMMUS联合开发的技术，即基于国产化CBL技术设计的SL-型裂解炉。采用双辐射炉膛方案，辐射段采用96组2-1型炉管，设计上考虑进行分炉膛裂解和分炉膛烧焦。 (3)

6、以循环乙烷/丙烷裂解气作为汽提介质的急冷油粘度控制系统。(4)裂解气五段压缩，段间注油和注水技术，以防止压缩机内部结垢，同时降低裂解气温度。(5)典型的顺序分离流程，技术成熟可靠。(6)采用ST开发的分凝分馏塔（CFT）的前冷系统。(7)低压脱甲烷，碳二馏分后加氢，高、低压双塔脱丙烷。(8)丙烯制冷、甲烷/乙烯二元制冷技术。(9)炼厂干气低压回收（LPR）技术。3 开车准备情况 2009年12月28日镇海炼化100万吨乙烯装置中交，随后进入投料试车准备阶段。其开车准备情况主要如下：3.1裂解炉系统1月15日21日：燃料气系统和裂解炉工艺管线气密、N2置换。1月22日：燃料气系统引入天然气。因乙

7、烯火炬未投用条件，FG系统安全阀以及压力控制排放WF线配临时管线引至界外。1月28日3月15日：11台裂解炉分批烘炉，裂解炉自身超高蒸汽系统吹扫。3月29日4月1日：裂解炉系统和原料供应系统二次气密。4月9日：裂解原料（NAP/HCR）由罐区引至炉前，总管建立压力。4月12日19日：裂解点火升温，超高蒸汽系统安全阀定压。4月19日：6台裂解炉点火升温，在装置投料开车前3台炉处于热备状态（COT 760），2台炉处于COT 600恒温状态，1台炉处于COT 200恒温状态。3.2急冷系统1月20日2月10日：急冷油（QO）和急冷水（QW）系统工艺管道水冲洗和PA吹扫。2月11日20日：系统复位、

8、气密。2月21日3月20日：QO/QW循环泵透平联试，QO/QW系统水联运。3月21日4月2日：QO/QW系统N2置换。4月3日：引入低压锅炉给水（LPBW）；4日建立QW循环；10日从工艺水汽提塔引LS加热QW；11日急冷水塔釜温达到70。4月6日：急冷油系统接开工油（催化轻柴），用时约24h（总量约2000t）；7日建立QO循环；9日开始QO倒加热；11日急冷油塔釜温达到150，并打通PFO外送流程。4月10日：盘油系统引入开工油（催化轻柴）。4月11日：稀释蒸汽发生器小浮头热紧，大浮头复位。4月12日：启动盘油泵，建立盘油循环，打通PGO外送流程。4月13日：工艺水系统投用，QW系统加热

9、流程为:油水分离罐FA152工艺水汽提塔DA154DS发生罐FA153DS发生器EA154急冷水塔DA152。4月14日：油水分离罐油侧FA152接入开工油（NAP），并打通裂解汽油外送界区流程。4月19日：QO/QW系统循环，急冷油塔釜温控制在150155，急冷水塔釜温保持在70；工艺水（PW）系统运转；两台MC凝液稀释蒸汽发生器投用，产稀释蒸汽（DS）；急冷系统具备接受裂解气条件。3.3压缩系统 裂解气压缩机（GB201）1月11日：透平单试。1月12日2月27日：大口径管道爆破吹扫。2月28日3月5日：仪表联锁调试、CCS控制系统调试。3月67日：空负荷试车。3月1221日：空气开车；系

10、统自身吹扫、低压气密。3月2226日：氮气置换。4月1619日：系统氮气充压；氮气开车，后三段高压气密；与前冷系统建立氮气大循环。丙烯制冷压缩机（GB501）2月26日：透平单试。3月920日：空负荷试车，安装正式干气密封，系统低压气密（LPN2）。3月2123日：系统N2置换。3月2328日：系统高压气密（HPN2）。3月314月3日：热氮干燥（由脱乙烷塔再沸器加热至50）、N2置换合格（露点-50）。4月6日：引气相丙烯，系统进行实气置换；7日接入液相丙烯；9日实气开车。 4月10日：实物料开车，至13日开车正常。二元制冷压缩机（GB651）3月1121日：系统低压气密（LPN2）。3月2

11、730日：系统高压气密（HPN2）4月14日：氮气干燥、置换合格。4月10日：系统引气相乙烯进行涨压式置换。4月13日：系统接液相乙烯，GB651暖机，准备开车。1415日分别因低压缸和高压缸非驱动端止推轴承温度高联锁停车、处理。4月16日：GB651带负荷运行。碱洗系统4月10日：碱液罐FB201接入20%碱液（总量约304t）。4月18日：碱洗系统水运。4月19日：配碱，建立中、强碱循环，打通废碱外送流程。3.4 冷区系统3月15日：裂解气干燥器FF201再生。3月2028日：冷箱与甲烷塔系统N2置换、HP N2气密和系统干燥。4月6日：引液相丙烯至脱乙烷塔，通过塔釜汽化器蒸汽加热，汽化后

12、的气相丙烯引至GB501系统，同时进入丙烯精馏塔及脱丙烷塔系统进行实气置换和充压。 4月7日：引开工氢气(来自化肥装置)进入氢气干燥器FF-301A充压至3.0MPa，同时向裂解汽油加氢供氢气。 4月8日：脱甲烷塔引液相丙烯充液，首台低温泵脱甲烷塔底泵以丙烯为介质进行物料试泵，随后其余13台低温泵陆续进行实物料试泵工作。4月13日：引HPN2入冷箱开始预冷。17日预冷至-50；18日预冷至-90；19日：冷箱温度-91，脱甲烷塔顶温-65左右。3.5热区系统3月22日：点燃乙烯火炬常明灯（此火炬为国内最高，高168.8m）。3月25日4月5日：热区各塔系统高压气密，热氮干燥。4月6日：碳二/碳

13、三加氢反应器引开工氢气还原，15日两台碳二加氢反应器和两台碳三加氢反应器的催化剂还原工作全部完成。4月7日：引低温罐气相乙烯至产品罐FB401、乙烯精馏塔DA402系统进行实气置换。11日16日引液相乙烯至乙烯贮罐FB401和DA402塔，并建立液位。4月8日：高/低压脱丙烷塔DA403/DA404以及1#、2#丙烯精馏塔DA405/DA406引气相丙烯进行实气置换；9日凌晨由丙烯产品线引液相丙烯至丙烯精馏塔回流罐，试塔顶回流泵；10日通过开工丙烯线引丙烯垫塔。l4月16日：丙烯精馏双塔开始循环，打通丙烯产品外送流程；乙烯精馏塔全回流循环；高压脱丙烷DA403单塔全回流循环；脱乙烷塔乙烯预冷。

14、4月19日：DA402/403/404/405/406全回流运转；DA401/403/404塔注入阻聚剂；运行泵全部切换一遍，清理滤网；碳三加氢反应器DC402引液相丙烯泡床。4 开工准备阶段主要存在问题与处理情况4.1裂解区裂解炉在烘炉期间多台炉反复发生联锁逻辑故障，引起裂解炉联锁跳车，原因为DCS系统与SIS系统采购分别来自于两家供应商（Honeywell公司和黑马公司），两套系统发生冲突，造成DCS通讯故障。最终将DCS 和SIS两个系统分开，并将程序整体下装后解决了此问题。3月4日，乙烷炉 (BA101)引风机轴承温度高、振动异常，风机跳车，经检查风机轴承箱进水，润滑脂失效，轴承箱烧坏

15、，更换风机轴承。4月19日，BA106/108炉因SS放空阀手操器卡降温处理，仪表将调节阀解体检查发现阀道内有焊渣，清除后重新复位。4.2急冷区冲洗油泵入口过滤器设计滤网目数太高，为1250目；在水冲洗过程多次发生过滤器抽瘪、泵不上量的情况，将滤网目数改为200目后正常。4月9日，在QO循环加热过程中，发现炉前QO总管至BA103炉急冷器支管环焊缝处冒油，经检查为焊接缺陷，停止QO循环，用加强板将泄漏部位堵死，另增焊加强圈，堵漏完成后重新建立急冷油循环。在QO循环加热过程中，取样分析发现QO中带水严重，经排查水来自炉前QO总管残存的水，因QO总管低点设计未安装倒淋，QO管道水冲洗时残留了大量的

16、水没有排放干净，在QO循环过程中带入系统中。打开急冷油塔釜倒淋以及管道与设备各处低点倒淋，经过两天时间处理基本将QO系统内的水排放、蒸发干净。4.3压缩区3月6日，裂解气压缩机GB201透平空负荷试车过程中，机组过临界时因透平轴振动高联锁跳车（联锁值180m），主要原因为透平调速器PID设置不合理，修正后试车正常。3月9日，丙烯制冷压缩机GB501空负荷试车过程中，因SS管网压力波动(最高压力至11.23MPa)，造成GB501透平蒸汽入口压力高联锁跳车（联锁值11.1MPa），将联锁值改为11.5MPa后试车正常。4月9日0:40，GB501实物料试车过程中，在过临界时，因机组振动高联锁跳车

17、；1:10重新冲转，1:45因二段出口温度高（54）联锁再次跳车，其主要原因为跨临界转速设置太快（为32r/s），造成透平轮室压力在过临界时大幅升高，导致机组振动快速升高，并且在此期间因喷淋阀来不及打开，段间排气温度很难控制，容易引发联锁。经讨论决定将跨临界转速降为20 r/s，并对升速曲线加以了改进；2:05再次冲转，2:35因GT501 抽汽单向阀泄漏停机处理，至10日6:00单向阀内漏处理结束；11日GB501开车后发现一段和二段防喘振阀不动作，12日经仪表检查CCS系统中一、二段吸入压力量程设置有误（现场量程为02.5MPa,而CCS量程为01.6MPa），仪表改正后正常动作；但随后发

18、现“四返一”仅能关至40%，怀疑调节阀阀道内有焊渣，无法处理。4月14日21:30 ，二元制冷压缩机GB651因低压缸非驱动端止推轴承温度高联锁停车；15日开车时又因高压缸止推轴承温度高紧急停机。两次停机检查均发现润滑油回油管线中有碎橡胶垫片，造成回油不畅，导致轴承温度升高。日本供应商承认在压缩机出厂前测试时可能不小心将橡胶垫片弄碎带入油路中。清理复位后，16日开车正常。4月17日11:28， GB-201因HS管网压力波动造成抽汽压力低联锁跳车（扬子设计没有该联锁，镇海在扬子的建议下将GT-201 SS温度高高、SS压力高高及HS抽汽压力高高、抽汽压力低低联锁全部摘除）。4.4分离区4月8日

19、，在脱甲烷塔釜出料泵GA301试车时，发现泵出口在线分析仪引压管法兰泄漏，原因是厂家安装时未将包装盒子铁皮拿掉（铁皮卡在法兰密封面上），导致仪表引压管法兰面不严密泄漏，重新更换垫片把紧。随后检查发现分离区内21套在线分析仪均存在此问题。冷箱系统的管道过滤器排汽设计全部为丝堵，容易泄漏，不安全，将丝堵全部焊死。4月13日，冷泵试车时发现低温乙烯泵GA-421B/422A/423B以及2#丙烯精馏塔回流泵GA-410B机封泄漏，乙烯精馏塔回流泵GA-403A盘不动车，安排检修。5 装置开车过程 4月20日8:58 镇海炼化在乙烯中控（CCR1）举行开工投料仪式。9:00首台裂解炉投料，23：28碳

20、二馏分加氢合格，23：58镇海炼化在CCR1正式宣布乙烯装置投料开车一次成功，从投料到产品合格用时约15h。镇海乙烯开车过程关键步骤与完成时间如表2所示。但是，在装置随后的调整和稳定过程中历经艰苦和曲折。4月27日装置达到60%负荷运行（“6+乙”），4月28日因公用工程装置BFW泵不上量（运行泵滤网堵塞），装置全线停车，在停车过程中因裂解气压缩机反转，造成高、中、低压缸6套干气密封全部损坏。由于供应商GE公司只提供了4套备件，被迫中断开车。5月中旬紧急加工的2套备件运行抵现场安装后，因尺寸不合适，在压缩机开车过程中这2套干气密封再次受损。直到6月中旬干气密封问题才得到解决，6月17日乙烯装置

21、重新开车成功。表2 镇海乙烯开车过程关键步骤与完成时间步骤开车过程关键步骤完成时间1三台裂解炉高备，两台炉DS切入汽油分馏塔。4-20 7:002三台裂解炉投料，QO/QW系统调整正常。4-20 10:303开裂解气压缩机入口电动阀，裂解气进入GB201，停止接入N2。4-20 11:154碱洗塔H2S分析合格。4-20 12:005开GB201五段出口电动阀，裂解气干燥器投用，冷箱系统充压。4-20 14:006第四台炉投NAP。4-20 16:307脱甲烷塔进料，调整灵敏板温度至正常。4-20 16:358第五台炉投NAP。4-20 19:509脱乙烷塔进料。4-20 21:2010引界外

22、H2，投用碳二加氢反应器。4-20 22:1011碳二加氢反应器乙炔加氢合格。4-20 23:28镇海炼化100万吨乙烯装置首次开车历程主要如下：2010年4月20日9:00 第一台炉（BA106）投HCR；9:40第二台炉（BA108）投加氢尾油（HCR）；10:30第三台炉（BA103）投NAP（“3+0”）。9:30 PFO产品外送，10:30汽油汽提塔DA201裂解汽油产品外送；13:50 PGO产品外送。11:15 打开裂解气压缩机（GB201）入口电动阀，裂解气进入GB201，停止一段入口LPN2补入。14:00 碱洗塔（DA202）裂解气H2S分析合格，打开GB201五段出口电动

23、阀，裂解气经干燥器（FF201）进入冷箱，停止FF201出口HPN2补入。16:30 第四台炉（BA109）投NAP（“4+0”）。17:30 脱甲烷塔（DA301）塔釜再沸器（EA304）裂解气侧法兰发生泄漏，冷箱系统泄压；19:00漏点消除，冷箱重新升压。19:50 第五台炉（BA110）投NAP（“5+0”）。21:15 开DA301塔釜出料泵（GA301），脱乙烷塔（DA401）进料。21:55 开DA401塔顶回流泵，建立回流。22:10 DA401塔顶温度至-18，碳二加氢反应器（DC401）开始进料，并配氢（使用外供H2）。22:55 高压脱丙烷塔（DA403）进料。23:28

24、碳二加氢反应器DC401出口乙炔浓度分析合格。23:58 镇海炼化宣布100万吨乙烯装置投料开车一次成功。2010年4月21日0:30 打开DC401出口电动阀向乙烯精馏塔充压过程中，发生2#床出口温度超温联锁，反应器停车。0:45 分凝分流塔（DA302）人孔法兰突发泄漏，冷箱系统泄压至0.9Mpa，至5:30漏点消除；随后脱甲烷塔釜再沸器EA304管箱法兰发生泄漏，至7:00漏点消除。7:30 冷箱重新充压；8:00 DA301塔进料；10:00 DA-401进料，10:30高压脱丙烷塔（DA403）进料；10:50 DC401进料；11:50 碳二加氢合格。12:40 第六台炉（BA10

25、5）投NAP（“6+0”）。13:30 再次打开DC401出口阀向乙烯精馏塔系统充压。14:36 室内逐步关闭GB201抽汽调节阀时，抽汽调节阀突发故障，造成界区内外蒸汽管网压力大幅波动，16:08手动停车。15:20 BA108、BA105、BA109、BA103先后退料，保留BA106和BA110两台炉（“2+0”运行）；GB501和GB651维持运转；冷箱和冷区各塔保冷、保压。2010年4月22日00:30 GB201冲转；1:30因抽汽单向阀内漏紧急停车。1:11 GB651三段入口电动阀回讯故障跳车，1:45重新开车正常。9:25 BA103炉投NAP（“3+0”运行）。11:06

26、GB201冲转，12:10发现抽汽单向阀法兰泄漏和阀前导淋有砂眼，14:15消漏完毕。12:35 BA108炉投NAP（“4+0”运行）。16:10 裂解气进入冷箱。17:20 脱甲烷塔DA301进料。18:20 脱乙烷塔DA401塔顶冷凝器EA403泄漏，19:40 EA403消漏结束。18:30 GB501因机组二段出口温度高联锁跳车；19:18 GB501升速至2200rpm时，因四段出口温度高联锁跳车；21:42在升速初始阶段（250rpm）又因复水器真空度低联锁跳车。19:22 二元制冷压缩机 GB651降转速，19:24停运。19:40 裂解气切出冷箱，裂解炉降负荷。22:00 G

27、B501重新冲转。2010年4月23日2:15 GB651重新冲转。4:45 裂解气重新进冷箱。6:30 DA301塔重新进料。7:10 DA401塔重新进料。7:30 BA109炉投NAP（“5+0”运行）。8:50 DA407塔进料，9:30塔釜采出粗裂解汽油产品，10:10塔顶采出混合C4产品。9:10 GB651加载甲烷。10:49 DC401重新进料。12:25 碳二加氢反应合格，DA402塔进料。14:28 DA402塔采出合格乙烯产品。15:10 碳三加氢反应器进料。15:30 HPCH4并入FG系统。18:30 DA406塔采出合格丙烯产品。18:35 乙烯产品中乙烷含量开始超

28、标。2010年4月24日3:00/5:00 丙烯产品水含量超标（22ppm），因H2流量控制阀故障，反应器切出。14:37 C3加氢反器重新进料。15:20 高压甲烷并入燃料气系统。16:10 C3加氢反器重新配入氢气。24日全天DA402塔乙烯产品因乙烷浓度超标不合格，如表3所示。表3 4月24日DA402塔乙烯产品中乙烷浓度分析 (指标500ppm)时 间9:0011:0013:0015:0017:0019:0021:0023:00乙烷含量3582149852178511307110387431473344872010年4月25日1:00/3:00/5:00乙烯产品中乙烷含量分析值分别为4

29、091ppm /4037ppm/3878ppm。16:30 乙烯产品调整合格。2010年4月26日9:00 甲烷化反应器DC301进料。9:35 MPCH4并网。10:00 BA108投NAP（“6+0”运行）2010年4月27日13:30 BA101投乙烷（“6+1”运行）2010年4月28日因水汽装置BFW泵突然不上量（滤网堵塞），乙烯装置全线停车，在停车过程中因GB201反转（透平停汽后，转速下降至50rpm，又返升至2300rpm），造成高、中、低压缸6套干气密封全部损坏，被迫全线停车抢修。6 开工过程中主要遇到的问题与处理6.1裂解单元4月20日，BA106炉SS并网后发现SS减温器

30、无法打开，导致超高压蒸汽（SS）出口温度失控，经检查发现减温器仪表模头驱动力不够，更换模头后正常。4月20日11:10，急冷油循环泵突然不上量，急冷油总管压力由1.2MPa压力降至0.4MPa左右，主要原因为该泵使用盘油作为冲洗油，盘油中带水，导致泵汽蚀。将泵体排汽，并将冲洗油改为外供催化轻柴油后恢复正常。4月20日11:15，3台裂解炉投料正常后，急冷水塔顶压力上升至80KPa以上，两台排放WF总管压力控制阀全开，裂解炉被迫降负荷。经检查火炬气水封罐液面假指示，补水阀一直处于开的状态，高液面导致气阻，阻力降增大。将水封罐液面计处理正常后，恢复正常。6.2压缩单元4月20日13:35，裂解气压

31、缩机GB201在接受裂解气调整过程中，一段吸入压力超过60KPa，压缩机防喘振控制系统（CCS）发出错误指令， “三返一”和“五返四”两个防喘阀全开，造成一段吸入压力上升至100KPa以上，并且室内无法动作防喘阀阀。经检查GE公司在CCS设计上，将一段吸入压力的量程范围设置在060KPa，一旦超过60KPa，程序视为坏值（默认为0），防喘阀则会自动全开。由于修改量程需要DCS重新下装，因此暂时无法解决，对开车进程造成了较大的影响，直至4月21日利用GB201停车的机会，将量程范围修改为0250KPa。4月21日14:36，GB201手动关闭抽汽阀过程中，当阀位关至36时，现场抽汽阀突然全关，并

32、且无法打开（不动作）。SS蒸汽用量瞬间增加200t/h， HS 抽汽量达到420t/h，凝汽量减少160t/h，SS和HS管网压力发生大幅波动，其中HS管网压力由4.12 MPa最高升至5.2MPa，引起抽汽管线上2个安全阀全部起跳，并造成界外空分装置“一拖二”透平机组抽汽压力高联锁跳车，EO/EG装置相继停车。GB201随后停车检查抽汽调门、电液转换器和CCS控制程序，但未查出任何问题。4月22日1:11，二元制冷压缩机GB651因三段入口电动阀回讯故障联锁停车，现场检查电动阀MZV60003就地急停开关的回路端子线头松动，将所有出入口电动阀联锁强制并增加2S延时。4月22日1:30，GB2

33、01在升速过程中转速失控，怀疑抽汽止逆阀内漏，将阀解体后未发现问题，于是决定将抽汽根部阀关闭，继续开车。4月22日11:05，GB201抽汽止逆阀阀盖法兰和阀前HS倒凝根部处泄漏，消漏。4月22日18:23，丙烯制冷压缩机GB501因二段排气温度高联锁停车（联锁值54），原因是脱乙烷塔顶冷凝器EA403裂解气侧浮头法兰发生泄漏，因现场漏量较大，岗位人员错误决定打开DA401塔回流罐顶部放火炬阀进行泄压，导致EA403内液相丙烯大量蒸发至二段吸入罐FA502，造成GB501二段吸入温度上升，排气温度也随之大幅升高。4月22日19:25，GB501升速至2200rpm时，因四段排气温度高联锁停车（

34、联锁值96），原因是四段吸入罐FA504喷淋打开不及时造成。4月22日21:40，GB501在升速初始阶段（250rpm），因复水器真空度低（联锁值-30KPa）联锁跳车，原因是抽汽单向阀内漏。4月22日21:50，GB201一段吸入罐FA201排液泵GA201突然不上量，罐液面迅速升高，差点造成罐高液面联锁停车，经现场紧急就地排放，并提高了压缩机段间温度恢复正常。原因是因装置冷却水温度较低（18），GB201段间温度偏低（33），导致裂解气中大量轻组分冷凝，在一段吸入罐内积聚了较多的轻烃，造成FA201罐排液泵汽蚀。6.3分离单元4月20日11:30，现场检查发现冷箱本体结冰，经查H2/CH

35、4分离罐FA305X 液面计引压阀法兰泄漏，把紧后正常。4月20日17:30，脱甲烷塔釜再沸器EA304裂解气侧法兰突然泄漏，冷箱被迫泄压，进行把紧。4月21日00:30， 在DC401出口向下游乙烯精馏塔系统充压过程中，因充压速度太快，造成反应器床层温度波动，发生2#床出口温度超温联锁，反应器联锁停车。4月21日1:30 ，分凝分馏塔DA302人孔发生泄漏，因泄漏量较大，将冷箱压力降至0.9Mpa，把紧后漏点消除；在冷箱升压过程中EA304管箱法兰再次发生泄漏，把紧。4月23日18:35，DA402塔乙烯产品中乙烷含量开始超标，产品不合格。虽然将塔顶温和乙烯采出第9板的温度调整到了设计值，并

36、将回流比提高至78（设计R=4），但仍不凑效。直至4月25日下午现场检查发现，从DA402塔第145板抽出一股洗涤液经GA415泵输送至绿油洗涤塔，其气相预冷线及泵出口安全阀泄压线与塔顶回流罐相连（如图2所示），其中备用泵气相预冷线上阀门处于半开位置，并且运行泵出口安全阀内漏，一股含富含乙烷（浓度2030v）的物料倒窜入塔顶回流罐中，导致乙烯产品中乙烷含量一直超标。将气相预冷阀和安全阀上下游阀全部关闭后，乙烯产品中乙烷含量大幅下降，产品很快合格。 图2 洗涤液输送泵工艺流程图自4月23日起，乙烯精馏塔DA402塔釜两台再沸器EA410A/B加热不良，B切出后检查发现入口过滤器滤网堵塞，清理后复

37、位；4月24日，A台切出时发现进出口阀内漏严重，无法将过滤器切出清理，只能采取在线反冲的办法，除掉滤网中部分杂质。4月24日14:37，C3加氢反器配氢时，发现氢气流量控制阀故障，无法打开，并且现场上下游闸阀均内漏，无法切出检修，只能通过调节阀旁路阀手动控制氢气流量。7 经验与教训7.1吸取的经验本次镇海100万乙烯装置开车虽然很不顺利，但仍然有许多可圈可点的地方值得我们借鉴和学习。主要如下：1、装置内有很多好的细节上设计和设置值得借鉴裂解炉对流段炉管和辐射段炉管导向管与炉本体所有间隙密封全部采用“布袋”式软密封，防止冷空气进入炉内，有利于提高炉效。如图3所示。图3 裂解炉辐射段炉管导向管“布

38、袋”式软密封裂解炉底部烧嘴空气预热器被布置在炉体两侧二层平台上，好处是不占用炉底部空间，方便了空气预热器日常维护和除灰作业，也不影响底部烧嘴维护和风门调整。如图4所示。图4 裂解炉底部烧嘴空气预热器布置减粘塔入口裂解气管线上4个急冷油喷嘴被布置在同一个平面上（扬子为前后布置，喷嘴间距为1.2m），有利于消除管道内的裂解气水平和竖直方向上温度分布梯度差，减少高温急冷油在喷嘴附近的管道内结焦。如图5所示。图5 减粘塔喷嘴混合器布置供裂解炉使用燃料气总管上设置了过滤器，并在过滤器本体上设置了液位计，在液位高时将凝液排泄至湿火炬，可以有效地避免了裂解炉烧嘴头堵塞和燃料气带液，确保烧嘴正常燃烧，有助于延

39、长烧嘴头使用寿命。如图6所示。图6 燃料气系统过滤器在装置现场配置了很多工具架，上面摆放了各个尺寸F扳手，极大地方便了岗位人员开关阀门的操作。如图7所示。图7 装置区内摆放的工具架装置区内岗位人员现场巡检采用电子巡检，可记录、存储和查询，方便了车间管理。如图8所示。图8 装置现场的电子巡检牌装置区内所有易燃物料输送泵都设置了雨淋系统，一旦物料泄漏或发生火警，可远程控制喷水降温，确保装置运行安全。如图9所示。图9 装置区内易燃物料输送泵雨淋系统装置区内消防栓和消防炮基座全部采用石子坑，方便检修和更换。如图10所示。.图10 装置区内消防栓和消防炮2、装置各项管理工作细致到位工艺技术管理a.在装置

40、开车前编制了非常详细的各类试车方案和工艺操作卡片，并组织岗位人员对重点部位的开车方案（如乙烯“三机”、急冷油系统等）学习。b.开车期间，岗位操作人员的工作指令和日常任务均由片区技术员通过书面形式下达，重要任务附上操作注意事项。c.将中石化各家乙烯（福炼乙烯、天津乙烯、茂名乙烯、赛克乙烯等）近年来开车过程中出现的问题一一罗列并加以归纳，下发到班组学习，并对可能出现同类问题的地方进行改进。如天津100万吨乙烯装置开车期间急冷油泵出口的3台急冷油旋液过滤器均发生了故障（设备制造缺陷），镇海针对此问题及时改进避免了开车时此类问题的重复发生。d.广泛吸取各家乙烯在开车过程中的一些好的做法，如：将备用泵入

41、口滤网撕网作为紧急备用、重要部位阀门上锁挂牌、仪表风考克阀手柄用铁丝绑住等等。另外，在开车期间PSSR程序、仪表联锁投停用、工艺操作卡片等制度都得到了很好的贯彻落实。现场管理在现场管理方面，主要表现在现场工器具摆放整齐，管线和设备标识规范。装置中每个区域都设有专门的密闭排放系统，含油污水、烃类物料、废碱液都排放至相应的地槽罐、DF或WF。现场卫生采用专人负责制，并且车间还定期组织岗位操作人员利用副班时间打扫本辖区内的机泵和地面卫生。HSE管理在HSE管理方面，镇海炼化乙烯除真正做到令行禁止外，岗位人员积极参与到装置现场HSE管理中，查找事故隐患和制止违章作业。开车期间每个班组都配备了便携式测爆

42、仪，用于引入实物料时对可能存在泄漏部位（法兰、封头和阀门等）进行检测。特别值得一提是在分离冷区用测爆仪发现了很多漏点，消除了事故隐患。分析取样管理镇海炼化乙烯装置所有取样器的设计采用了先进的密闭取样系统，避免了取样时直接排放物料至现场。并且，现场常规取样和加样全部由岗位人员完成，然后送至指定的地点，由分析人员取走分析。这一点与福炼乙烯、扬巴乙烯、赛克乙烯等装置的做法相同。（联想5.20事故这种做法尤其值得借鉴）3、团队协作精神强镇海炼化乙烯团队协作精神给人留下深刻强的印象，在开车过程中凡是遇到难题，各专业人员自觉参与讨论分析问题，达成共识后形成书面指令，下发到岗位进行实施。如果问题没有解决，再

43、开会讨论，直到问题得到解决为止。此举有利于提高团队技术水平以及应对和处理突发事件的能力。4、充分利用老区装置资源在装置开车过程中，镇海乙烯将老区空分装置低纯度氮气引入装置进行吹扫、气密和干燥，加快了乙烯装置的总体试车进度；将化肥装置高纯度氢气引入装置进行催化剂还原和反应器开车；将老区聚丙烯装置丙烯引入装置用于开车前冷泵试车、丙烯压缩机实物料试车以及脱乙烷塔、高压脱丙烷塔、丙烯精馏塔的全回流运转等。这些都为装置开车提供了有利的条件。5、回收炼厂干气镇海炼化有丰富的炼厂干气资源，流量达20.2t/h，炼厂干气中含约15.6%w的乙烯、16.7%w的乙烷以及12.6%w的丙烷有用组分，但也含有酸性气

44、体、汞、砷、氧等有害杂质，其组成如表4所示。为了回收干气中这部分组分，镇海炼化专门建了一套炼厂干气低压回收系统，对干气进行胺洗、压缩、碱洗、除杂质、激冷和脱甲烷后，将干气脱甲烷塔釜C2及C2以上组分送至脱乙烷塔，分离生产乙烯等，将干气脱甲烷塔顶的尾气送入燃料气管网。干气回收系统投用后每年可从干气中直接回收2.76万吨乙烯产品，同时回收2.96万吨乙烷、2.23万吨丙烷作为裂解原料，经济效益可观。表 4 镇海炼化炼厂干气组成组分wt %污染物wt %氢4.353H2S 50 wt ppm 氧0.683CO 1.84 氮15.301 CO2 0.5 甲烷15.679有机氰化物0乙烯15.573 H

45、CN 0乙烷16.701 氨10 wt ppm 丙烷12.633腈（丙腈，乙腈）10 wt ppm 异丁烷1.797 COS 10 wt ppm正丁烷0.836 CS2 1 wt ppm 异戊烷8.837 O2 3000 wt ppm 正戊烷1.100NOx2 wt ppm 复合胺0.000 SOx（表现为SO2）5 wt ppm水0.909 硫醇（甲基/乙基）50 wt ppm H2S 0.019 乙炔50 wt ppmCO 0.810 丁二烯300 wt ppmCO24.769 C3和C4，乙炔5 wt ppm 总摩尔流量(kmol/h)1105.00HG 汞100 wt ppb 流量（k

46、g/h）20206 胂（包括砷）350 wt ppb 压力（MPa）0.80磷化氢（PH3）1 wt ppm 温度（）40水饱和6、先进的仪表操作平台和操控系统镇海炼化乙烯装置仪表控制系统很先进，主要包括基于现场总线（FF）的分散控制系统（DCS3000）、安全仪表系统（SIS）、压缩“三机”控制系统（CCS）、火灾及气体检测系统（FGS）等。在中控DCS操作台上可以浏览公用工程系统、联锁系统状态、可燃气体报警仪监控画面、机泵状态监控画面、乙烯裂解装置实时与累计能耗物耗统计等。镇海炼化100万吨乙烯中央控制室(CCR1)如 图11所示。图11 镇海炼化100万吨乙烯中央控制室7.2吸取的教训1、岗位操作人员操作经验欠缺 镇海炼化乙烯装置管理人员和岗位操