丙烯装置操作规程

1、山东石大胜华化工集团股份有限公司丙烯装置操作规程山东石大胜华化工集团股份有限公司二零一零年一月碱脱硫操作规程 3第一章概 述 3第一节：脱硫岗位工艺控制流程 3第二节：主要设备的规格型号 4第二章：脱硫岗位开工及停工方案 4第三章：脱硫岗位操作 7第四章：事故处理 10气体分馏操作规程 11第一章概 述 11第一节 气体分馏及 MTBE装置简介 . 11第二节 气分工艺流程说明 . 12第三节 主要设计参数 . 13第四节 气分岗位操作工艺条件及馏出质量指标 . 15第二章气体分馏岗位开工方案 16第三章气体分馏岗位操作法 21第四章 气体分馏岗位停工方案 271.2 万吨年 MTBE醚化操作

2、规程 . 28第一章 装置概况 28第一节 概述. 28第二节 工艺流程及工艺参数 . 30第二章 MTBE 岗位开工方案 31第三章岗位操作法 34安全技术规程 . 37附录一气分 -MTBE装置设备表 46附录二气分 -MTBE装置热电偶编号表 46附录三气分 -MTBE装置安全阀表 49碱脱硫操作规程第一章 概 述第一节：脱硫岗位工艺控制流程流程说明自乙醇胺脱硫后来的液化石油气进入装置液化气缓冲罐 V101 ，经液化气增压泵 P101A/B 打至预 碱洗塔 T101 底部，液化气在静止的碱液中分散上升，上升过程中脱硫除微量硫化氢，碱液定期排放， 定期补充。脱除硫化氢后的液化气自压作用下与

3、自液化气碱洗泵 P102A/B 来的碱液共同进入混合器 1，充分 接触后进入液化气碱液分离器 V102 ，脱除硫醇后的液化气自 V102 自压出来与软化水共同经混合器 2 混合，洗去携带的微量碱液后进入水洗沉降罐 V103 ，液化气自罐顶自压至气分原料罐 V201 ，含碱污 水自罐底排出。自液化气碱液分离器底部出来的碱液经换热器预热后与非净化风通过混合器 3 混合进入氧化塔 T102 底部，硫醇被氧化，反应产物进入二硫化物分离罐 V104 ，尾气自罐顶排至低压瓦斯线，再生的 碱液由碱洗泵 P102A/B 加压经换热器冷却后循环使用。第二节：主要设备的规格型号1、塔容器序号设备号设备名称规格容积

4、1T101预碱洗塔1400×10254×1412.72T102氧化塔1400×10400×1412.73V100A卸碱罐2500×1500×800×634V100B/C碱液罐2800×5000×837.55V101脱硫液化气缓冲罐 2600 × 7420 × 18306V102液化气碱液分离罐2000×9108×1427.627V103液化气水洗沉降器 2000 × 8108 × 14258V104二硫化物分离罐 1600 × 5404

5、 × 10/1213.69V105催化剂碱液配制罐 1200 × 4700 × 8/105.210V106碱渣罐 1400 × 3800 × 8/105.410V107软化水罐 1200 × 4400 × 105.42、换热器序号设备号设备名称规格型号1E101碱液加热器BES500-4.0-30-3/19-42L101碱液冷却器BES500-4.0-30-3/19-43、机泵序号设备号设备名称规格型号台数1P100卸碱泵80FB-1512P101液化气进料泵65AY 100*223P102碱液泵50AY 80*223P10

6、2碱液泵50AY 80*223P102碱液泵50AY 80*22第二章：脱硫岗位开工及停工方案一）、开工前大检查1、检查各设备管线、人孔、法兰、安全阀、采样阀、放空阀是否安装正确。2、检查所有机动设备是否处于试车备用状态。3、检查螺栓紧松情况及垫片是否合适。4、检查水电汽风辅助系统。二）、蒸汽吹扫1、吹扫的要求和注意事项（ 1）避免将脏物吹入调节阀、流量计、泵体、换热器内以免堵塞。（ 2）机泵出入口、调节阀、联系保全、仪表断开。（ 3）联系仪表拆所有流量计。（ 4）引蒸汽要慢、注意脱水、防止水击。（ 5）严格按吹扫流程吹扫。（ 6）注意压力表、液位计引线是否吹通扫净。（ 7）吹扫完成后，把管线

7、内存水和设备内存水放净。2、吹扫流程 、 V101 入口引蒸汽 V101顶底放空 安全阀付线去火炬放空 P101 入口拆法兰放空，同时拆清过滤器 P101 付线 脱硫进料调节阀付线 T101拆调节阀放空顶底放空安全阀付线去火炬放空 T101 扫净后混 1 拆开放空 V102（见下面） V106 放空软化水线自阀门上或下拆开放空 V102 顶底放空安全阀付线去火炬放空混 2 V103 顶底放空扫完后拆清 安全阀付线去火炬放空 V103液控阀付线去污水沟 去 V201 拆调节阀放空碱渣线至 V106 放空 V102液控阀付线 E101 付线混 3T102拆调节阀放空扫完后拆清 、 T102 给汽

8、T102 顶底放空软水线碱渣线去 V106 放空混 3 扫完后拆开清理 V104顶底放空拆调节阀放空顶线至 V104 压控付线至火炬放空软水线碱渣线去 V106 放空 P102入口拆法兰放空 P102付线 P102 出口拆法兰放空拆过滤器L102 付线至 T101 底部放空碱液流量控制阀 V102 拆调节阀放空 、非净化风 引入装置各用风点拆法兰放空 、软化水线 引软化水进装置，各用水点拆阀门放空（三）水冲洗流程清水循环水 V100BC P102AB V105 排污水 T101 P101AB V101V102 T102 V104 T101 V103 V201 P201AB拆过滤器放空1、各塔罐

9、污水变清后冲洗各塔罐相连的管线，具体冲洗流程见吹扫流程。2、水冲洗结束联系仪表连好流量计、调节阀、联系保全联好泵出入口。（四）蒸汽赶空气顶放空 顶放空 顶放空V101 给汽 P101 付线 T101 V102 V103 V201底放空 底放空 底放空说明：1、给汽要缓慢，排凝。2、各低点放空阀见汽后关闭。3、罐内可憋至 0.1 0.15Mpa, 停止进汽，等待瓦斯置换蒸汽。4、赶完空气后， V101、 T101，给汽点吹扫蒸汽，阀前打盲板。（五）开工1、引液化气置换蒸汽 、自乙醇胺脱硫系统引液化气进V101，流程为：乙脱 V101 P101付线 T101 V102 V103 放火炬 1020分

10、钟。 、注意各低点脱水，见瓦斯后立即关闭，并且防止液化气串入其他系统。 、检查好所有切断阀，防止互串， V102 低根部阀关好。 、放净水后可憋压至 0.3 0.4 Mpa 。2、收碱建立碱循环 、开 P102自 V100BC向 T101 装碱至界位 20。 、 V105配制好 20催化剂碱液，启动 P102向 V102装碱至 30，然后打开底部去 T102阀，向 T102、 V104装催化剂碱液， V104 液位控制在 20然后改好流程，建立碱循环，碱循环量在1.5t/h 左右。流程为： V104 P102 V102 T102补充： 、开 P103软化水泵，向 T101 注入软化水 10，再

11、经补碱线向 T101注入 30浓度的碱液至 T101 上玻璃板 75界位。 、向 V102、 V104内补入软化水 20界位，再启动 P102由 V100BC向 V102、V104 系统补入浓度 为 30的新鲜碱液，控制好 V102及 V104的界位，建立碱循环，碱循环量控制在3 t/h 左右。流程为： V104 P102 V102 T1023、进料引液化气至 V101，待液位至 40时，启动 P101向 T101进料， 开始进料时可控制在 2.0t/h 左右， 然后缓慢提量。4、水洗 引软化水进装置，建立水洗，水烃比控制在 0.2 0.3 左右。5、供风引净化风至混 3，量大约控制在 12N

12、M3/h 6、碱液以界面变化可灵活补充，运转2 小时后脱后取样，分析总硫含量。（六）停工 1、正常停工步骤（不退料）、停进料、停水洗、停净化风 、停碱循环2、需退料时V101 空时停 P101，切断进料，关进料调节阀手阀。 关软化水水流量调节阀手阀。切断氧化风关 V102 界位控制阀，停 P102。、 V102、V104、T102、T101 内碱液退至 V106，退出装置。、 P101给水，向 T101 注水顶液化气至 V201。流程为 P101 T101 V102 V103 V201 3、紧急停工步骤 、停 T101 进料。 、停水洗。 、停净化风。 、停碱循环，注意关好 V102至 P10

13、2切断阀，防止瓦斯互串。第三章：脱硫岗位操作1、 液化气脱硫醇效果的影响因素及调整？、剂烃比的变化通过调节催化剂碱液循环量 、处理量的变化 、碱注液浓度变化 、催化剂碱液中 Cat 含量 、碱液位变化稳定进料量，提降量时要慢 一般在 6 30。 可根据产品质量酌量添加 不能过低，影响脱硫醇效果2、 T101脱 H2S效果不好对脱硫醇系统的影响。如 T101 脱 H2S 不好， H2S 与 NaOH生成 Na2S，在 T102 中不能再生，使催化剂碱液活性降低，碱液 浓度下降，产品质量不合格，增加碱液消耗，并且导致换碱频繁。3、什么情况下需换碱？ 、 T101脱硫后带 H2S时， T101 需换

14、碱。 、 V102碱循环系统催化剂碱液浓度低于5时需换碱。4、氧化风是如何控制的？3 、氧化风量一般控制在 12 NM3/h 左右，以分析尾气含量不大于 20位依据可酌情调节风量大 小。 、风量过大，尾气易带碱，造成碱液消耗及风的动力消耗，风量过小，满足不了再生的要求。5、T101 顶带碱原因有哪些？ 、进料量大幅度波动。 、处理量过大超负荷。 、碱液循环量过大。 、系统压力大幅度波动。 、 T101液位过高。 、碱液性质差，造成碱液乳化。6、影响脱硫醇效果的因素有哪些？ 、剂烃比的变化。 、通风量的变化。 、原料含硫醇量的变化。 、原料处理量的变化。 、碱液浓度的变化。 、催化剂碱液的活性。

15、 、碱液位的变化。7、V102 液位过高或过低操作有何影响？ 、 V102 液位过高，则塔顶易带碱。 、 V102液位过低，则影响脱硫醇效果，并且液化气易串入T102 系统。8、原料含硫醇量的变化对操作有何影响？如何调整？ 原料含硫醇量上升，增大了 T101、T102 的负荷，则需增大剂烃比，通风量，并适当提水烃比，尽 量保证产品质量合格，反之。9、T101 顶压力的变化对操作有何影响？T101T101压力高，有利于脱硫醇，但处理量降低，设备投入大。压力低，烃易带碱，影响产品质量，碱液消耗大。10、剂烃比过大活过小对操作有何影响？T102 的负荷，使催化剂碱液活性下降，剂烃比大，脱硫醇效果好，

16、但过大，烃易带碱，并增大了 影响脱硫醇效果。剂烃比小，则产品质量得不到保证。剂烃比在 0.2-0.6 之间（质量比） 。11、影响再生效果的因素有哪些？ 、再生温度。 、碱液循环量。 、通风量。 、进入 T102 碱液含硫醇的量。12、通风量的变化对操作有何影响？通风上限是多少？ 通风量打，则碱液再生效果好，但过大，有可能造成尾气带碱或二硫化物，也有可能造成硫化铁 自然，再者能耗会增加。通风量小，则碱液再生率低，催化剂碱液活性下降，产品质量得不到保障。 上限一般控制在 15Kg/h.可分析尾气含氧量 10，催化剂碱液活性的高低来控制通风量的大小。13、影响再生温度的因素有哪些？温度的变化对操作

17、有何影响？ 、加热蒸汽压力及量的大小。 、催化剂碱液循环量的大小。 再生温度的变化影响催化剂碱液活性，从而影响脱硫醇效果。T101 顶至 V101 间的14、水烃比的变化对操作有何影响？上下限一般控制在多少？ 水烃比大，则水洗效果好，但水烃比过大，造成精制烃易带水，而且增大了 压降。水烃比小，则水洗效果差，精制烃易带碱。 上限一般为 0.5 ，下限为 0.1 。15、R102分离柱液位， R102液位的高低对操作有何影响？ R102分离柱液位高，则尾气易带碱(或二硫化物)造成憋压。 R102分离柱液位低，则尾气易排入R103中R102液位高，则二硫化物易带碱 R102液位低，则碱液易带二硫化物

18、，易造成碱液乳化。16、影响 T101 顶压力的因素有哪些？、处理量的变化、原料温度的变化 、原料组成的变化 、 R101 顶压力的变化 、水洗量的变化 、 R102 界位控阀失灵 、仪表显示失灵17、影响 T102 压力的因素有哪些？、通风量的变化 、尾气调节阀失灵 、 R102分离柱液位的变化 、液位气串入 T103 系统 、碱液温度的变化18、换碱条件是什么 ?、剂烃比通风量均达上限、碱液浓度 5 、催化剂碱液活性 80 、精制烃硫醇含量 15ppm(或 40mg/m3)19、换碱操作、准备工作：A、在 R104中配制好 15-20 的 NaOH碱液B、在 R105中配制好浓度为 6-1

19、6 ，催化剂含量为 100-200ppm 的碱液C、改好退碱及收碱流程、换碱：A、把液化气切出装置B、停水洗，停风，停碱循环，停热源C、把 T101、 T102、R102底碱全部退出D、将 R104中的催化剂碱液用 P101打入 T101 系统，各部液位至指标E、收碱结束，建立碱循环F、将液化气引入系统G、T102通氧化风，投水洗，投热源H、调整操作至正常 、注意事项：A、退碱时，注意 T101 液位，防止液化气压入碱渣罐R106中B、严格检查退收碱流程，严防跑窜C、R102 分离柱液位达 40时排二硫化物 20、软化水中断，如何处理？ 短时间中断，可用新鲜水代替软化水维持生产 若不能用其它水

20、代替，则立即关泵出口阀，防止瓦斯倒串，据情降量或紧急停工21、氧化风中断后如何处理？ 氧化风中断后， T102 供风中断，碱液不能再生。若短时间停氧化风，则降量维持生产，加强产品质量分析。 若长时间停氧化风，则紧急停工。中断后，首先要关闭氧化风入 T102 风阀，防止倒串。第四章：事故处理1、停电、局部停电，联系电工送电，据情调整、全面停电，则按紧急停工处理2、停水、停软化水a、 短时间可降量维持生产b、 若长时间停水可考虑以循环水代替、停循环水对本岗位影响不大3、停风、停氧化风，碱液不能再生，需紧急停工、停净化风，按紧急停工处理。4、停蒸汽夏季对本岗位无影响 冬季注意防冻凝，伴热线低点放空1

21、0 万吨年气体分馏操作规程第一章 概 述第一节 气体分馏及 MTBE装置简介本装置是由 10 万吨 / 年气体分馏和 2 万吨 / 年 MTBE组成的联合装置。气体分馏装置以外购脱H2S后液化气为原料，经过本装置碱脱硫醇的液化气经脱丙烷塔（T201）、脱乙烷塔（ T202）、精丙烯塔（T203AB）依次进行分离后，得到产品纯度大于99%的精丙烯（约 30%）。分离出 C2 及丙烯后的液化气组分作为 MTBE的原料进入预吸附器（ F301）、 MTBE反应器（ F302AB），在催化剂的作用下，其中的异丁 烯与甲醇反应生成 MTBE。反应后的产物进入 MTBE精馏塔（ T301）分离后，塔底成品

22、 MTBE 进入 MTBE 产品罐，未反应的液化气在塔顶馏出后送入液化气罐区。装置的过程控制采用 DCS集散型控制系统。第二节 气分工艺流程说明工艺流程简述经脱硫精制后的液化石油气进入气体分馏原料缓冲罐 (V201) ，由脱丙烷塔进料泵 (P20lA 、B) 经脱丙 烷塔进料换热器 (E201) 换热后，送入脱丙烷塔 (T201) 中部进料。乙烷、丙烷、丙烯组分由塔顶馏出，经 塔项空冷器 (L201A、 B)，再进入冷却器( L202)冷却后进入脱丙烷塔回流罐 (V202) ，冷凝液一部分由脱 丙烷塔回流泵 (P202A、 B) 送回脱丙烷塔项作回流，另一部分由脱乙烷塔进料泵(P202A、B、

23、C)送入脱乙烷塔 (T202) 作为脱乙烷塔进料。脱丙烷塔底产品碳四，一部分经脱丙烷塔底重沸器 E202 加热为气相返 回脱丙烷塔 (T201) 中，另一部分与 T203A 底产品(丙烷)混合后经碳四、丙烷冷却器(L206) 冷却后送至醚化装置。脱乙烷塔进料经进料换热器 E203(循环热水加热)进入脱乙烷塔中部，脱乙烷塔顶馏出物进入塔 顶冷凝器 (L203) ，冷凝后进入脱乙烷塔回流罐 (V203) ，不凝气放至高压瓦斯或液化石油气产品中， 冷凝 液全部由脱乙烷塔回流泵 (P203) 送至塔顶作回流，塔底产品自压进入丙烯精馏塔(T203A) 中部作为丙烯精馏塔进料。精丙烯塔分为两个塔，即丙烯精

24、馏塔T203A、 T203B，由于塔盘数较多，因此两塔串联操作。T203A塔顶气相进入 T203B 塔底作为上升的气相， T203B塔底液相经精丙烯中间泵 (P204AB)送至 T20A塔顶作 回流。 T203B 塔顶馏出物进入精丙烯塔顶空冷器 (L204A 、B、C、D)，再经过精丙烯塔顶冷却器( L205A、 B)冷却后进入精丙烯塔顶回流罐 (V204), 由精丙烯塔回流泵 (P205A、 B) 一部分送至 T203B 塔顶作回流， 另一部分经精丙烯冷却器 (L207) 冷却后送出装置至成品罐区。 T103A塔底产品经碳四、 丙烷冷却器 (L206) 冷却后与脱丙烷塔底碳四合在一起送至醚化

25、装置。脱丙烷塔底重沸器 (E202) 采用蒸汽加热，凝结水回收至 V206 凝结水罐，送至 V107，代替脱硫水 洗用软化水；脱乙烷塔底重沸器 (E203) 及精丙烯塔底重沸器 (E204A、 B)均采用循环热水作为热源，循 环冷水返回热水循环罐。热水循环罐采用生物燃料车间分馏塔顶循、中段、稳定油及蒸汽加热循环热 水。第三节 主要设计参数1. 原料性质原料：液化石油气项目C2丙烷丙烯异丁烷正丁烷丁烯异丁烯反丁烯顺丁烯C5总硫H2S含量V%0.735.5336.8317.133.9119.939.826.100.0235.20.0备注总硫、H2S单位是mg/m32. 物料平衡序号物料名称收率wt

26、%数量备注Kg/h104t/a（一）原料1液化气1001250010.0合计1001250010.0（二）产品1C20.85106.250.0832精丙烯34.994373.753.53C3、 C464.1680206.417合计1001250010.03. 装置物耗（包括 MTBE）项目消耗量能耗指标（或燃料低 热值）单位 能耗 MJ/T单位耗量小时耗量单位耗量单位耗量单位数值1新鲜水t/t0.2T/h2.5MJ/t7.541.512循环水t/t105T/h1316.67MJ/t4.194403软化水t/t0.01T/h0.133MJ/t4电Kwh/t50.0Kwh/h625MJ/kwh12

27、.566285蒸汽T/t1.5T/h18.833MJ/t3181.9747736净化空气m3/t8.0nm3/h100.0MJ/m31.6713.367非净化空气m3/t1.0nm3/h12.53MJ/m31.261.26合计5857.04. 设计工艺参数名称（指标）项目或参数单位操作指标考核说明T-201 进料温度TI-210250±10T-201 塔底温度TI-2105105±5T-202 进料温度TI211040±5T-202 塔底温度TI211265±5T-203A 塔底温度TI2117A55±10T-201 塔顶压力PIC2101MP

28、a1.75 ± 0.15T-202 塔顶压力PIC2102MPa2.20 2.65T-203B 塔顶压力PIC2103MPa1.75 ± 0.15T-201 进料流量FIC2102AL/h18000 士 6000T-201 塔底出料流量FIC2105L/h10000 士 3000T-202 进料流量FIC2106BL/h9000 士 4000T-201 塔顶回流量FIC2104BL/h20000 士 5000E-202 重沸器加热蒸汽流FIC2103kg/h2000 士 600T-202 塔底出料流量FIC2108L/h9000 士 4000T-202 塔顶回流量FIC21

29、09BL/h8000 士 2000T-203A 塔底出料流量FIC2112L/h2000 士 500T-203B 塔底出料流量FIC2116M3/h65 士 20T-203B 塔顶回流量FIC2114T/h65 士 20精丙烯出装置流量FIC2115M3/h3 士 1.5E-203 加热热水流量FIC2107AT/h25 士 10E-204 重沸器加热热水流FIC2118T/h150 士 50V-201 液位LI2101%50 士 30T-201 塔底液位LI2102%50 士 30V-202 回流罐液位LI2104%50 士 30T-202 塔底液位LI2105%50 士 30V-203 回

30、流罐液位LI2106%50 士 30T-203A 塔底液位LI2107%50 士 30T-203B 塔底液位LI2108%50 士 30V-204 回流罐液位LI2109%50 士 305. 化验分析项目序号样品名称分析内容分析频数取样地点1混合原料组成、硫化氢、总硫1 次 /8hT-201 进料流量阀组2T-201 顶气体组成1 次 /4hT-201 顶回流阀组3T-201 底出料组成1 次 /4hT-201 底出料流量阀组4T-202 顶气体组成1 次 /4hT-202 顶回流阀组5T-202 底出料组成1 次 /4hT-202 底出料流量阀组6T-203B 顶气体组成1 次 /4hT-2

31、03B 顶回流阀组7T-203A 底出料组成1 次 /4hT-203A 底出料流量阀组第四节 气分岗位操作工艺条件及馏出质量指标一、原料要求液化气中 C2含量 3%(V)液化气中 C5含量3% (V)碱脱硫后总硫含量 343mg/m3二、分馏塔主要工艺条件T201 顶压1.75± 0.15 MpaT201 顶温45±5T201 底温106±5T201 进料温度50±10T202 顶压2.40 2.65 MpaT202 顶温40±5T202 底温63±5T203 底温65±15T203B 顶压1.75± 0.15Mp

32、aT203B 顶温45±5V201、V202、V203、V204 液位 50 ±30T201、T202、T203A、B 底液位 50 ±30三、产品质量指标T201 顶产品碳四含量1.5%T201 底产品丙烯含量1.5T203A 底产品丙烯含量1.0T203B 顶丙烯纯度98.00%第二章 气体分馏岗位开工方案一、开工前大检查1. 检查技改施工是否符合生产要求，是否具备开工条件。2. 检查各设备管线开口、人孔、法兰、安全阀、采样阀、引线阀、放空阀是否完毕。3. 检查所有的仪表、调节阀、热电偶、流量计等是否安装完毕好用。4. 检查所有机动设备是否处于试车投用状态。5

33、. 检查法兰连接件松紧、垫片规格是否合适。6. 联系水电汽风辅助设备系统引入装置。二、蒸汽吹扫试压1. 吹扫的要求和注意事项（1）、吹扫引汽要缓慢，及时脱水，防止管线设备水击；（2）、吹扫时安全阀、调节阀、流量计、过滤器均拆开走副线；（3）、吹扫前冷换设备要停水、冷却水箱要放水；（4）、吹扫冷换设备时，要一程吹扫，另一程放空，防止憋压损坏设备；（5）、泵出入口法兰拆开，垫上盲板，让蒸汽从盲板上排出，以免杂物进入泵 体；（6）、压力表、玻璃板液位计等仪表引线要吹扫干净。备用泵、付线、三通阀、 冷热流、支线等死角都要吹扫干净；（7）、罐底放空线要随时检查、保持畅通；（8）、逐条管线检查 , 吹扫干

34、净后，关阀停汽，务必把管线及设备内存水放净。2. 吹扫试压流程（1）、V201 系统顶底放空安全阀付线至火炬放空V201 前给汽 V201 P201 入口拆法兰放空 拆过滤器清污 P201旁路线 P201 出口拆法兰放空 T201 进料阀组 E201 付线 T201拆调节阀放空（2）、T201 系统顶底放空 安全阀付线至火炬放空 顶回流线回流控制阀付线 P202 出口拆法兰放空T201 底给汽 拆调节阀放空 E201 付线 C4出装置控制阀 L206 前放空 E201 前放空拆调节阀放空底至退料阀组处放空顶馏出线 L201 付线 L202 付线进 V202 阀前放空 V202顶底放空低压瓦斯线

35、至火炬放空安全阀付线至火炬放空 V202 高压瓦斯线拆调节阀放空付线火炬放空 P202 入口拆法兰放空 P202旁路线 P202 出口法兰放空（3）、T202 给汽顶底放空顶馏出线 L203 前放空走付线 V203 安全阀付线去火炬放空T202进料量控制阀组付线 E203 付线 P202 出口法兰放空 拆调节阀放空 T203A进料阀组拆调节阀放空 E204 底放空回流控制阀付线 P203 出口法兰放空拆调节阀放空顶底放空高压瓦斯线付线至火炬放空 拆调节阀V203低瓦斯线至火炬放空 P203旁路线 P203 出口法兰放空底部至 P203 入口法兰放空 （4）、 T203A给汽顶底放空 进料线进料

36、流量控制阀拆调节阀放空 T202付线 T202 进料阀组处放空 T203A顶馏出线 T203B回流量控制阀付线 P204 出口法兰放空 拆调节阀放空 丙烷出装置控制阀付线 L206 走付线 C3、 C4出装置界区放空 拆调节阀放空 前放空 高压瓦斯线（5）、 T203B给汽顶底放空顶馏出线安全阀付线去火炬放空T203B热旁路拆调节阀放空 L204 付线 L205 付线 V204 顶底放空回流量控制阀付线 P205 出口法兰放空 拆调节阀放空 L207 付线丙烯出装置界区放空底至 P204 入口法兰放空 拆调节阀放空 顶底放空高压瓦斯线去火炬放空 拆调节阀放空V204低压瓦斯线至火炬放空 P20

37、5 入口法兰放空 热旁路阀组拆调节阀放空6）、 E201 E202 L202 E204 L203 退料线至退料阀组处拆法兰放空E205 L205 E201 L207 3. 吹扫注意（1）、吹扫前联系仪表拆调节阀，流量计、液位计引线，吹扫干净。（2）、拆泵出口加垫板隔离泵体。（3）、吹扫结束时调节阀可稍带扫一下（也可水冲洗时） 。三、水冲洗1. 注意事项（1）、待设备降温后再注水，低点排空见清水后关；（2）、管道系统水冲洗时，以最大流量进行冲洗，流速不小于1.5 米/ 秒；（3）、由设备内向外冲洗，见清水后关；（4）、调节阀、流量计、泵体走副线、水净后可稍微冲洗；（5）、冲洗奥氏体不锈钢管道时，

38、水中氯离子含量不得超过25mg/L 。（6）、水线、风线引自介质扫线，不再单独冲洗；（7）、水冲洗完成后，拆清所有混合器、过滤器。2. 水冲洗流程P201 入口给水 P201 旁路线 V201 T201 进料阀组 E201 T201L201L202V202回流控制阀组V202 P202AB拆过滤器P202旁路线 T202 进料控制阀组 T202 L203V203回流阀组放空V204 P205丙烷出装置阀组T202T203A T203B L204ABCD L205AB T203B回流控制阀组放水 P204付线 T203A各塔、设备水满后由内向外冲洗，水冲洗流程可参照蒸汽吹扫流程。四、蒸汽赶空气，

39、瓦斯置换蒸汽1注意事项：（1）、将高压瓦斯和低压瓦斯的流程贯通，打开出装置总阀。（2）、所有冷却器停水，引瓦斯时要通冷却水，防止冻坏芯子。2. 蒸汽赶空气流程（ 1）、V201 给汽 P201入口见汽顶底放空 P201 旁路线拆法兰放空 顶放空、底排凝（2）、T201 给汽T201 E201 付线进料阀组调节阀放空 底馏出线 L206 前见汽 顶馏出线 L201 L202 V202 回流线 P202出口V202 见汽后，顶放空 10 分钟，憋压 0.4-0.6Mpa, 停止注蒸汽（ 3）、 T202 给汽T202 顶馏出线 L203 V203 回流线 P202 出口 P202入口 底线至 T2

40、03A 进料阀组V203见汽后，顶放空 10 分钟，憋压 0.4-0.6Mpa, 停止注蒸汽（4）、 T203A 给汽 T203B进料阀组处 回流线 P204出口 L206 丙烷出装置界区（5）、T203B给汽 L204 副线 L205V204回流线 P205 出口 P204 入口精丙烯出装置阀组V204见汽后，顶放空 10 分钟，憋压 0.4-0.6Mpa, 停止注蒸汽3. 瓦斯置换蒸汽(1) 、V201引瓦斯 P201入口放空阀安全阀付线至火炬 10 分钟放空 P201 旁路线放空见瓦斯V202 L202 L201 副线 T201回流线 P202 出口 碳四出装置阀组 L206 前放空 T

41、201 进料线 V201V201见瓦斯后 ,低点排凝 ,V201 顶低压瓦斯线向火炬放空 15 分钟。(2) 、待 T201正常后，自 V202引瓦斯至 T202 置换蒸汽 回流控制阀组V202 P202 进料阀组 T202 L203 V203低点排空阀组及设备均低点排凝， 见瓦斯关， 高点放空， 见瓦斯关 V203 见瓦斯后由低压瓦斯线向火炬放空 10 分钟。(3) 、待 T202 正常后，自 T202 底引瓦斯至 T203 P204 入口T202T203A进料阀组 T203AT203B L204 副线 L205 V204P205入口 回流线阀组 P205 出口 低点排空 回流线 P204

42、出口V204 见瓦斯后由低压瓦斯线向火炬放空10 分钟瓦斯置换蒸汽结束后， 、 V201、T201、T202、T203A、 B 各塔底注汽点加吹扫盲板。 、 E201、E202、E203、E204、L202、L203、L205、 L206、L207 各换热器退料阀加盲板，退料阀组阀前加盲板。 、T202 副线放空后两端阀门加盲板。五、开工步骤1. 打开安全阀手阀，关系统内所有阀门。2. 联系仪表工，准备启用仪表。3. 联系机修，机泵处于备用。4. 联系化验室取样分析。5. 联系罐区准备收液态烃 。6. L202 、L203、L205、L206、L207 通循环水， E203、 E204循环热水

43、走付线。7. 当 V201液位达 50时， 开 P201向 T201进料，进料量控制在 7.0t h左右，打开返罐线， E202 慢引蒸汽缓慢升温至指标。8. 当 T201底液位 50时， E202缓慢引蒸汽升温， 以 60/h 的速度升温至指标， 同时调整塔压 ( 可 使用热旁路 ) 。9. 当 V202液位达 50时，启动 P202打回流，控制量大约在 8.0t h 左右，此时产品不外送，打 全回流，争取顶产品尽快合格。10. 当温度、压力、回流建立正常后，当T201 底液化气高于 80时可启用塔底碳四出装置阀，调节出装置量。11. 当 V202液位达 50，联系化验分析 T201 顶点产

44、品质量，如产品合格，可根据V102液位调整向 T102 进料。12. T201 产品质量合格后向 T202 进料，根据 V202液位适当调整进料量， 当 T202底液位至 50后 E203用循环热水缓慢升温至指标。 当 V203液位达 50启动 P203向 T202打回流，据 V203液位调整回 流量的大小，利用排不凝气调节阀控制好 T202 压力。13. T202 操作正常后， T202 底液位至 80，引塔底产品向 T203A 进料，利用 T203A中间进料口进 料。当 T203A底液位至 50后， E204缓慢引循环热水提温至指标， 当 V204液位达 50时，启动 P205 向 T20

45、3B打回流，回流量控制在 25t h左右，当 T203B底液达 70时，启动 P204向 T203A打回流， 据 T203B底液位调整 T203A 塔回流量。14. 利用热旁路控制好 T203 压力至指标。15. 当 T203 各部分参数达指标后， V204 液位达 50%时，联系取样分析塔底产品质量，若合格可视 V204 液位情况向成品罐区送料。当 T203A底液位 80以上后，可根据液位调整塔底出装置量。16. 当各塔操作正常后，产品质量合格后，可提量生产。开工注意事项(1) 、在刚打回流时，回流量可适当小一点，根据回流罐液位逐步加大回流量至指标。(2) 、在刚进料时，各塔要打全回流，使产

46、品质量较快地合格。(3) 、开工过程中，在第一个塔操作正常后，再向下塔进料，否则会造成下塔操作不正常。(4) 、塔底重沸器升温时，一定要慢，不能过快，防止重沸器漏。(5) 、引蒸汽要慢，防止水击。(6) 、产品出装置要联系好，防止跑、冒、串、漏。第三章 气体分馏岗位操作法一、气分岗位操作原则1. 在生产过程中，确保各塔压力、液位平稳，流量无大幅变化，视产品质量及时调节塔底温度和 塔顶回流，确保精丙烯质量，提高精丙烯收率。2. 详细熟悉工艺流程及自动控制，经常检查工作状态，以便及时发现问题，及时处理。3. 操作波动时，及时处理，及时汇报班长和车间，严防事故扩大而引起超温超压、串油、着火、 爆炸。

47、4. 作好与调度、其它车间或装置的联系工作，必要时，本系统内循环或紧急停工。二、正常开工指不退料基础上的开工生产，接开工指示后按以下步骤开工：1. 联系仪表启用所有仪表。2. 联系罐区接收产品，通知化验室准备采样分析。3. 详细检查流程，防止跑冒串。4. 投各冷却器循环水，塔底重沸器投热源。5. 开 P201向 T201进料， E202升温升压，开 P202打回流，调整参数至指标。P203 向6. T201 顶产品合格后，启动 P202向 T202进料，同时升温升压，调节参数至指标，启动T202 打回流，底产品向 T203 进料。7. T203 升温升压，启动 P204、P205 打回流，调整

48、操作。8. T203 顶底产品合格后，根据液位外送。三、正常停工 ( 紧急停工 )指不退料的停工，接停工指示后按以下步骤. 停止各塔进料，关闭进料手阀。. 停各塔底热源，关各塔底出装置阀，保温保压。. 关小冷却水阀。. 关闭产品去罐区的第一道阀门。四、分馏岗位操作员须知1. 要熟练掌握本岗位各系统的工艺流程和仪表控制流程。2. 要懂设备的作用，构造和原理。仪表的基本知识。3. 要懂工艺基本原理，主要工艺参数控制的意义和相互之间的关系。. 掌握产品质量要求与工艺条件之间关系。五、气 体分馏岗位基本操作法(一) 、气体分馏塔结构特点精馏塔是将混合物进行分离的设备，其基本原理是气液相平衡原理。精馏塔

49、内自塔底上升的气相 与自塔顶部下降的液相在每层塔板上(或填料)进行传质传热，根据相平衡原理，从每层塔板上继续 上升的气相其轻组分(沸点较低、饱和蒸汽压较高)浓度增加，继续下降的液相其重组分(沸点较高、 饱和蒸汽压较低)浓度增加。这样经过塔内所有塔盘的精馏作用后，在塔的顶部和底部分别得到纯度 较高的轻组分和重组分。因此精馏塔从结构上具有以下特点：(1) 、通常把塔顶馏出物的一部分作为产品，而其余部分作为塔顶回流；(2) 、塔底设有再沸器，用来加热塔底产品，以产生一部分的汽相回流；(3) 、当进料气液相并存时，进料口一般在塔的中部；(4) 、自塔顶至塔底温度逐渐下降，存在温度梯度；(5) 、自塔顶

50、至塔底轻组分浓度逐渐下降，重组分浓度逐渐上升，存在一浓度梯度。(二) 、气体分馏塔基本操作方法1. 气体分馏塔的操作参数概述(1) 、分馏塔的操作参数为压力、温度、流量，液位，压力和温度是影响产品质量的主要参数。(2) 、分馏塔的压力和温度波动会直接影响系统的压力、温度、流量、液位的平衡，所以要搞好操 作，主要矛盾应抓住压力和温度。(3) 、分馏塔系统的压力，主要取决于塔顶产品的组成和塔顶产品冷凝后的温度。(4) 、调节回流量对塔顶底温度都有一定的影响，如果回流量过大，会引起塔压和温度上升，影响 产品质量 (塔超负荷 ) ，反之同样影响产品质量。2. 正常操作中气体分馏塔压力平衡操作法(1)

51、、根据进料量和塔顶回流量适当调节冷却水量， 使冷却器出口温度恒定， 这样与回流罐之间可 保持一定压差，压力较稳定。(2) 、启用热旁路控制，自动调节压力。(3) 、注意前一个塔的操作，防止轻组分大量带入本系统。(4) 、塔底温度不能提降过猛，必须平稳得升或降。(5) 、塔的进料量、回流量不能提降过猛，也不能过大。(6) 、注意塔底和回流罐液位，要保持平稳。(7) 、注意检查冷却水的温度和压力，并及时联系、及时调节。3. 压力大幅波动的原因及调节方法影响因素调节方法(1) 开工初期系统内有不凝气从回流罐顶放火炬(2) 开工正常生产中塔顶轻组分增多而引起系 统压力上升(1) 调整前塔操作，减少进料中轻组分含量；(2) 回流罐顶放火炬(3) 塔顶超负荷或冷凝效率低，使冷后温度升 高，引起压力上升 2(1) 减少回流比，降低处理量；(2) 加大冷却水量；(3) 停工清理冷却器(4) 水温高，水压低或停水引起压力上升(1) 联系供水，提水压(2) 如设备超压，则进行放压(5) 塔底温度突然上升，引起压力上升降低塔底温度(6) 压力控制阀的失灵或热旁路漏关闭热旁路或放火炬(7) 塔系