气分操作规程.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除*分公司企业标准气体分馏装置操作规程QJ/SHCZ 09 003-2008 (A/0)0 目的 为确保气体分馏装置实现安、稳、长、满、优运行,按照规定的要求生产合格产品、半成品和中间产品，制定本标准。1 范围 本标准规定了气体分馏装置工艺原理与流程、正常操作法、特殊情况处理、开停工方法和步骤、安全和环保要求等内容。本标准适用于气体分馏装置的工艺操作。2 规范性引用文件下列文件中的条款通过本标准的引用而成为本标准的条款。凡是注日期的引用文件，其随后所有的修改单（不包括勘误的内容）或修订版均不适用于本标准，然而，鼓励根据本标准达成协议的各方研究是否可使用这些文件的最新版本。凡是不注日期的引用文件，其最新版本适用于本标准。3 术语、缩略语和定义3.1 丙烯：英文名称propylene；分子式C3H6 ；分子量： 42.0813.2 丙烷：英文名称propane ； 分子式 C3H8；分子量： 44.103.3 精馏：精馏是蒸馏的一种高级形式，在提供回流的情况下，汽液两相多次逆流接触进行相间扩散传质传热，使挥发性不同的混合物中各组份有效分离的过程。3.4 塔板效率: 英文名称plateefficiency;trayefficiency 理论塔板数与实际塔板数之比叫塔板效率，它的数值总是小于1。3.5 液泛: flooding 在逆流接触的气-液反应器或传质分离设备中，气体从下往上流动。当气体的流速增大至某一数值，液体被气体阻拦不能向下流动，愈积愈多，最后从塔顶溢出，称为液泛。 产生液泛时的气体速度或连续相速度称为液泛速度；这种操作状态称为液泛点。在设计设备时，必须使设备的操作不致发生液泛。 直径一定的塔，可供气、液两相自由流动的截面是有限的。二者之一的流量若增大到某个限度，降液管内的液体便不能顺畅地流下；当管内的液体满到上层板的溢流堰顶时，便要漫到上层板，产生不正常积液，最后可导致两层板之间被泡沫液充满。这种现象，称为液泛，亦称淹塔。4 职责和权限4.1 炼油一部工艺技术组和设备组负责本标准的编制、修订工作，组织岗位操作人员贯彻执行，并对日常执行情况进行监督、检查和考核。4.2 生产管理部按照规定的检查频次，对车间执行本标准情况进行监督、检查和考核。5 装置简介：5.1 概述液化气脱硫装置于1987年12月试运生产，设计能力为4万吨/年，1992年8月建成了处理能力为2.8万吨/年催化干气脱硫装置，两套装置共用一套再生系统。1993年9月改造液脱装置加工能力为8万吨/年。 1997年8月由齐鲁石化胜利炼油设计院设计，建设规模分别为4万吨年催化干气脱硫、4万吨年焦化富气脱硫、12万吨年液化气脱硫，合计脱硫规模为20万吨年。另外，加氢低压含硫瓦斯脱硫系统由本厂设计所设计，利用旧塔改造而成，四套脱硫共用一套再生系统。2000年8月对干气脱硫塔进行了更换，处理能力达到10万吨/年，2007年7月再次对干脱塔塔盘进行更换，采用高效CTST塔盘，处理能力达到12万吨/年；2001年7月作对液化气脱硫塔进行了更换，处理能力达到20万吨/年。实行溶剂在硫磺装置集中再生，加氢低压瓦斯脱硫和焦化富气脱硫装置移至炼油二部。气体分馏装置始建于1987年，原设计加工能力为4万吨/年，采用三塔流程，主产品为精丙烯，副产品为丙烷和碳四混合液化气，由大庆石油设计院设计，1988年5月试生产。1993年9月对该装置进行了改造，加工能力提高到8万吨/年，并新增脱碳五塔为MTBE装置提供原料。1997年9月对脱丙烷塔进行了整体更换，加工能力达到12万吨/年。2001年7月分馏装置再次改造，加工能力达到20万吨/年。2007年7月再次扩能改造，加工能力达到25万吨/年。气分装置具有以下技术特点:催化干气脱硫和液态烃脱硫采用高选择性的脱硫剂N甲基二乙醇胺（MDEA），该溶剂品种单一便于使用和储存；在贫液系统中设置过滤器，加强对溶剂的净化，尽量减轻溶剂发泡对脱硫的影响。 分馏部分采用常规五塔流程，即液态烃脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯精馏塔（两塔串联）和脱碳五塔，分离出的产品聚合级精丙烯和MTBE原料。 分馏装置塔顶压力主要由塔顶馏出线的压控阀控制，为消除因气温变化对塔顶回流罐压力的影响，防止回流泵抽空，在塔顶馏出线和回流罐之间设有不经空冷冷却的平衡管即补压线，用来稳定回流罐的压力。 脱丙烷塔进料、脱乙烷塔与粗丙烯塔底重沸器采用热水作为加热介质，充分利用低温热，降低全厂能耗。采用DCS集中控制，2005年投用先进控制控制系统，2007年8月投用产品质量在线分析系统。采用蒸发式空冷器用以冷却塔顶产品。5.2 工艺原理与流程催化干气、液化气脱硫的工艺原理是相同的。首先是催化干气、液化气中的H2S和CO2在低温下与溶剂进行化学反应，生成一种不稳定的络合物，使催化干气、液化气得以净化。而这种络合物又在高温下分解，使溶剂得以再生，循环使用。其化学反应方程式为： 2R2NH+H2S（R2NH2）2S 硫化胺盐 （R2NH2）2S +H2S 2R2NH2HS 酸式硫化胺盐2R2NH+CO2+H2O（R2NH2）2CO3 碳酸胺盐 （R2NH2）2CO3+CO2+H2O2R2NH2HCO3 酸式碳酸胺盐上述反应是可逆反应，低温（45）时向右进行，高温（105）时向左进行。分馏是利用液化烃多组分中，各组分相对挥发度的不同，由多元精馏到二元精馏，主要产品为精丙烯，副产品为MTBE原料和民用液化气。THIOLEXSM系统的目的是将烃物料中的轻硫（C1至C4硫醇）及少量的酸性气体（H2S和O2）抽提出来，生产出其规格符合设计基础、且按照工艺设备保证协议（PEGA）中表A之规定得到保证的精制烃。H2S和硫醇（RSH）是轻烃物料中常见的酸性杂质。这些化合物与苛碱水溶液（NaOH）起反应而生成硫化钠（Na2S）、硫醇钠盐（NaSR）以及水（H2O）。由于这些硫化物的钠盐不溶于烃相，所以它们溶入苛碱水溶液而被有效地从烃物料中除去。这些化学反应可以用以下的反应式表示：H2S+2 NaOHNa2S+2 H2O（1）RSH+ NaOHRSNa+ H2O（2）只要存在游离的NaOH，H2S的抽提就很容易进行。对于分子量最轻的硫醇（C1和C2硫醇），其抽提很容易进行，但随着分子量的增加，抽提速率将显著地减慢。为了使反应（2）有效地进行，碱液中游离的NaOH浓度必须显著地高于反应（1）所需的浓度。为了维持过量的NaOH，新鲜碱液被连续地注入系统。如果H2S的浓度上升且高于设计值，或其持续时间比预期的为长，则可能需要提高新鲜碱液补充量和/或碱液循环量，以使产品符合规格。RSH的脱除和氧化所涉及的化学反应如下：2RSH2NaOH2NaSR2H2O（3）2NaSR1/2O2H2O催化剂RSSRNaOH（4）将反应（3）和（4）结合则得到以下总反应方程式：2RSH1/2 O2催化剂RSSRH2O（5）当H2S接触到碱的水溶液时，即迅速而强烈的发生反应。低分子量和5直链型的硫醇，如甲基或乙级硫醇，也很容易与碱液发生反应。分子量较高的脂肪族或支链型硫醇也能与碱液发生反应，但速度较慢。在分析反应方程式（2）和（5）时，请注意Na2S氧化反应所再生的NaOH是原来所消耗NaOH的一半，而NaSR氧化反应所再生的NaOH则相当于所消耗NaOH之全部。5.3 工艺流程说明和设计工艺指标由催化和管网来的含硫干气进入催化干气分液罐（V-1402），分出凝液后进入催化干气脱硫塔（T-1401）下部，与贫液泵（P-1401）打入塔上部的MDEA贫液逆流接触，干气中H2S、CO2等被胺液吸收。脱除H2S和CO2的净化干气进入催化干气沉降罐（V-1403），再经旋分器、干气沉降罐（V1412）分液后出装置至瓦斯管网和催化干气预提升。由催化和车液来的含硫原料液化气进入液化气缓冲罐（V-1401），经液化气脱硫塔进料泵（P-1402）打入液化气脱硫塔（T-1402）下部，与贫液泵（P-1401）打入塔顶的贫液MDEA逆流接触，液化气为连续相，贫液为分散相，液化气中的H2S、CO2等被胺液吸收。除去H2S和CO2后的净化液化气，进入液脱溶剂沉降罐（V-1404）沉降分离后，去脱硫醇装置。脱硫化氢后的液化气经T1402压力控制阀进入烃过滤器BS1401/1、2，经过滤后进入纤维膜接触器FFC1401与P1405出口循环碱液混合进入液态烃分离罐V1405，从V1405上部靠自压进入纤维膜接触器FFC1402，与P1406出口的循环碱液混合进入液态烃沉降罐V1406，经沉降后的液态烃从V1406上部出来后经压力控制阀PIC4705后直接进入分馏系统或出装置至球罐。新鲜碱液与催化剂装入碱液储罐用新鲜水稀释配制成20的碱液经碱液计量泵加压经碱液过滤器BS1402/1、2过滤后进入V1406。V1406中的碱液经碱液循环泵P1406/1、2加压后一部分经流量控制阀FIC4702进入FFC1402进行循环，另一部分经V1406界位控制阀LIC4702和V1405底部分碱液经碱液泵P1405/1、2加压后经流量控制阀FIC4701进入FFC1401。开碱液再生时，V1405中的另一部分碱液经界位控制阀进入碱液加热器E1401，经加热后的碱液与非净化风混合后进入碱液氧化塔T1403，碱液经氧化再生后与尾气进入二硫化物分离罐V1408进行分离，分离后的尾气经压力控制阀PIC4706出装置区精制车间，再生后的碱液进入P1407/1、2入口。T1403底部的减渣经P1406/1、2加压后出装置至精制车间。不开碱液再生时，废碱液通过V-1405界位控制阀直接外送至精制车间。 脱硫合格后的液化气即净化气由脱硫醇精制后直接进入分馏装置的原料缓冲罐V-1501，由P-1501抽出，经原料预热器E-1501加热至68进入脱丙烷塔T1501，塔底釜液自压进入脱戊烷塔T1505，塔顶出来的C2、C3和少量C4馏分经塔顶空冷器A1501/13冷凝后进入回流罐R1502，再经过P-1502抽出后，一部分做脱丙烷塔T1501回流，一部分做脱乙烷塔T1502进料。 脱乙烷塔T1502塔顶馏出的C2及少量C3馏分经塔顶空冷器A-1502冷凝冷却到45进入回流罐V-1503，然后用回流泵P-1503全部抽出打回流，气相部分在压力控制下排到瓦斯管网直至催化吸收稳定装置凝缩油罐（v1302），分离后使丙烯组分得以回收。塔底釜液自压进入粗丙烯塔T1503。 丙烯塔为双塔串联操作，粗丙烯塔T1503顶部气相物料进入精丙烯塔T1504底部，精丙烯塔T1504顶部气相经空冷器A1503/16冷凝冷却到42后进入回流罐V-1504，经丙烯回流泵P-1505抽出，一部分打回流，另一部分经丙烯冷却器E-1508冷却至40以下出装置。 T1504底釜液由粗丙烯塔回流泵P-1504抽出，打入T1503顶部作为T1503的顶回流。粗丙烯塔T1503底釜液自压经丙烷冷却器E-1506冷却至40以下出装置。T-1505顶部轻碳四馏分经塔顶空冷器A-1504/12冷凝冷却后进入回流缓冲罐V-1505中，经回流泵P-1506抽出后，一部分打入T1505做顶回流，另一部分经轻碳四冷却器E-1510冷却至40以下作为MTBE 原料出装置，塔底釜液由脱戊烷塔底泵P-1507抽出，经戊烷冷却器E-1507冷却至40以下出装置。若釜液中C5含量大于3%（V），则送往催化凝缩油罐，若C5含量小于3%（V），则送往球罐做民用液化气储存。气体分馏组装置工艺流程见附录气体分馏装置自控流程图设计工艺指标详见气分装置工艺卡片。 5.4 物料消耗及物料平衡5.4.1 脱硫装置物料平衡 （见表5-1） 表5-1 序号进料Kg/ht/d万吨/年 1催化干气1250030010 2液化气2500060020 3MDEA贫液109613263087.69合计1471133530107.69出料Kg/ht/d万吨/年 1催化干气10437.5250.58.35 2液化气24523588.5519.62 3MDEA112152.52691.789.72合计1471133530.75107.69 5.4.2 分馏装置物料平衡（见表5-2） 表5-2序号进料公斤/小时吨/天万吨/年1液化气24523588.5519.621碳二269.756.470.222丙烷2199.7252.771.763丙烯7008.67168.235.614混合碳四12506.73300.16105戊烷2538.1360.922.03合计24523588.5519.625.4.3 公用工程条件(见表5-3)表5-3序号名称温度（）压力（Mpa）1新鲜水进装置200.302循环水进装置300.403循环水出装置36.50.304蒸气2501.05净化风0.306非净化风0.605.4.4水耗 （见表5-4） 表 5-4序号使用地点供水 （t/h）排供水（t/h）循环冷水新鲜水软化水热水循环热水含油污水1丙烷冷却器7.57.52丙烯冷却器553戊烷冷却器554碳四冷却器20205原料预热器406 丙烯塔底重沸器3607脱乙烷塔底重沸器2708 脱丙烷塔顶空冷100.29脱乙烷塔顶空冷40.110丙烯烷塔顶空冷1611脱戊烷塔顶空冷80.112机泵冷却冲洗用水2合计37.53840037.50.3备注间断间断5.4.5电耗（见表5-5） 表5-5序号使用地点电压数量台容量KW轴功率年运转年用电量备用数量VKWh104kwh台1P-1401/1.23802160108800086.412P-1402/1.238025528.8800023.0413P-1501/1.238024528800022.414P-1502/1.2380211056800044.815P-1503/1.23802301180008.816P-1504/1.2380216094800075.217P-1505/1.2380216094800075.218P-1506/1.238023012.580001019P-1507/1.238025.52.580002110P-1508/1.238022215800012111P-1509/1.238027543800034.4112新空冷38018270270600016213老空冷38015277.5277.5360099.914管道泵38012132132360047.5615照明用电220636002.1616仪表用电220280001.617P1405/1、23802118P1406/1、23802119P1407/1、238021合计1180.3707.45.4.6 蒸汽消耗（见表5-6） 表5-6序号使用地点蒸汽（t/h）凝结水（t/h）1.0MPa0.3MPa1E-1502662E-1505333E-14010.54消防用汽0.5（间断）5开停工用汽4（间断）合 计94.5（间断）94.5（间断）5.4.7空气本装置净化空气和非净化空气耗量见表5-7 表5-7序号名 称（立方标米/分）备注正常量最大量1仪表用净化空气2.02.8最大量为间断用2氧化风0.20.33吹扫用非净化空气4.05.2间断合计6.08.05.4.8 氮气消耗 （见表5-8） 表5-8序号名 称正常量（Nm3/min）最大量（Nm3/min）备 注1吹扫用气10（间断）12间断2合 计10（间断）12（间断）5.4.9 装置能耗 （见表5-9） 表5-9序号项目年 消 耗 量能 耗 指 标能 耗 104万千焦单 位数 量单 位数 量1循环水万吨30MJ/吨4.18125.42软化水万吨30.4MJ/吨96.296083新鲜水万吨MJ/吨7.5244凝结水万吨7.2MJ/吨-309.82-2230.75电万千瓦707.4MJ/千瓦时12.568884.961.0MPa蒸汽万吨7.2MJ/吨3385.824377.87净化风万标米3240MJ/立方米1.67320.68热水万吨320MJ/吨167.2535049合计85589.4单位能耗： 4279.5MJ（102.4万大卡）/吨原料5.5 装置设备安全性能指标序号位号名称设计温度设计压力（绝压NPa）主体材质容器类别备注1T-1401催化干气脱硫塔60120R2T-1402液态烃脱硫塔701.820R3T-1403碱氧化塔660.7SM41B4T-1501脱丙烷塔1202.3120R5T-1502脱乙烷塔833.316MnR6T-1503粗丙烯塔832.1516MnR7T-1504精丙烯塔832.1516MnR8T-1505脱戊烷塔1302.116MnR6 装置开工规程6.1 开工必须具备的条件、全部检修项目，技术措施经过各级主管部门验收，确保项目无遗漏，质量无问题，手续齐全，资料完备。、人孔封好，该拆的盲板拆除，地漏畅通。、水、电、汽、风引到装置。、安全设施，消防器材，防毒用具齐全好用，卫生清除干净。、开工方案经过上级有关部门审查批准，并组织职工反复学习讨论。、润滑油等领进装置。6.2 开工前的准备工作装置开工前的准备工作是装置尽快、安全、顺利开工的关键步骤。开工前的准备工作，有以下几个方面：6.2.1 全面检查：见表6-1表6-1序号检查项目负责人检查人时间1检查设备顶、底放空阀，采样阀，液面计放空阀是否关闭2检查设备的压力表、液面计、安全阀是否装好，安全阀副线及上下手阀是否关闭3检查仪表，如孔板、压力、液面的一次阀是否关死，热电偶、温度计是否装好4检查工艺流程、施工质量是否符合要求，进出装置的盲板是否拆除5检查机泵是否处于良好备用状态，加油盘车，装好压力表，打开引线阀，关闭机泵出入口阀门及放空阀。6新增、动改项目是否符合安全规定，消防设施（灭火器、消防蒸气带、消防栓）、防毒面具处于良好备用状态，消防通道畅通无阻。地沟畅通。7冬季开工前必须进行防冻检查，包括蒸气、水、伴热线等6.2.2 联系、准备工作联系调度，向装置引进水、电、汽、风。联系工程公司、保镖队进入车间。联系仪表、质检、电工、供水、技术等部门，做好开工准备。（4）联系装新鲜碱液和催化剂磺化钛氰钴。6.3 设备吹扫和试压6.3.1 设备吹扫6.3.1.1 吹扫目的 蒸汽吹扫是为了把管线内在施工过程中残留的泥土、焊渣、铁锈等杂物吹扫出去，同时达到管线贯通以及对操作压力在1.0MPa以下的设备、管线试压的目的。同时还可以检查设备、管线、阀门、法兰的泄漏情况及管线中有无盲板或阀门掉砣的现象。6.3.1.2 吹扫原则 蒸汽吹扫一般按流程进行，吹扫管线时可单独进行，也可与设备在进行气密性试验时同时进行。6.3.1.3 蒸汽吹扫注意事项 引蒸汽前，一定要注意脱水，以防水击损坏设备。 给汽时要缓慢给汽，使设备、管线慢慢预热，并打开放空阀放净存水，然后渐渐开大蒸汽阀，以防损坏管线、设备，尤其向塔内引汽时更应注意，以防冲翻塔盘。 吹扫时，除风、水线用其本身介质吹扫外，其余均应用1.0MPa蒸汽吹扫（埋地下线最好用风吹扫）。 蒸汽吹扫前，要关闭各塔顶、容器上安全阀的上下手阀。 管线吹扫时，不得向塔内、容器内吹扫，必要时应拆法兰放空或由塔、容器向外吹扫。（若向容器内吹扫，须打开容器人孔清扫杂物）。 并联管线要逐根吹扫，以防蒸汽走短路，达不到吹扫之目的。 吹扫时，设备一般不憋压。但塔的顶部放空、低点排凝阀及塔的附属管线可在塔憋压后吹扫。 蒸汽吹扫通过冷换设备前，要先改走副线或拆法兰放空，并放净存水，待干净后走冷换设备内部，同时将另一程放空阀打开，以防产生水击和憋压而损坏设备。 管线吹扫时，要将孔板、涡轮、质量流量计、控制阀、过滤器等拆除，以防堵塞，影响正常使用。 管线吹扫时，管线上应开关的阀门要全开或全关，通过控制阀时，控制阀处拆法兰放空，疏水器走副线。 蒸汽吹扫时，蒸汽不通过泵体，应在泵出口处拆法兰放空，以免机械杂质进入泵体而损坏叶轮。 吹扫时，塔、容器、管线等所有采样口、液位计开口、排凝口、仪表引线死角均须贯通，以防堵塞。 管线吹扫完后，应将设备、管线内的存水放尽，且打开顶部放空，防止设备内蒸汽冷凝结成水后造成其内部负压而损坏设备。 要吹扫某一管线时，要先将其后路打通，然后再慢慢给汽。 低于吹扫蒸汽温度、压力的温度计、压力表要拆下，待吹扫完后再装上。 吹扫中发现的问题，应详细记录。处理前先停汽、撤压后处理，以防烫伤。处理完毕后，要重新试压直至合格。6.3.1.4 蒸汽吹扫流程见附录6.3.2 水试压、水冲洗 设备、管线检修完毕后，进行水试压和水冲洗，试压介质一般为水、蒸汽等。根据我车间实际实际情况，本装置开工时液化气脱硫塔、脱丙烷塔、脱乙烷塔、丙烯塔以水作为试压介质，干气脱硫塔、脱戊烷塔用蒸汽试压。试压的目的是：检查管线、设备等泄漏情况和耐压情况，确保开工和生产的安全进行，水冲洗和水试压可按实际情况交叉进行。6.3.2.1 试压原则：有下述几个情况必须做强度性试压：设备经检查、鉴定认为腐蚀十分严重。受压设备、新开口和修补后。换热器腐蚀严重，换管堵管后。一般性的检查检修后应做气密性试验，如：设备的检查、清扫后 。阀门的更换，压盘根、法兰的拆卸、换垫。管线的更改或堵漏。6.3.2.2 试压规定和要求进行试压时，试压压力一般为最大操作压力的1.25倍。试压压力以塔顶压力为准。 脱硫装置各塔试压压力表 表6-2设备名称操作压力试压压力试压介质（MPa）（MPa）T14010.800.051.001.0MPa蒸汽T14021.001.351.60水脱硫醇装置各塔及罐试压压力设备名称操作压力试压压力试压介质（MPa）（MPa）T14030.200.400.60水V14051.001.201.70水V14061.001.201.70水 分馏各塔试压压力表 表6-3设备名称操作压力（MPa）试压压力（MPa）试压介质T-15011.800.052.35水T-15022.500.053.25水T-1503、041.800.052.35水T-15050.640.100.881.0MPa蒸汽 进行试压时，一般要按系统进行。与设备连接的所属管线可与设备连在一起进行试压。试压标准与设备试验压力相同。6.3.2.3 试压合格标准 设备与管线试压时，在水试验压力下保持半小时再降到工作压力进行检查，压力升降应缓慢进行，同时附和下列条件即为合格： 没有裂纹；没有泄漏；试验后没有残余变形。6.3.2.4 水试压方法 设备、管线的水试压，一般用试压泵进行，这样比较安全可靠，压力也容易调节。分馏装置用高扬程离心泵P-1502给设备试压，试压时一般要有两人以上精心操作，严禁超压。 液脱试压时，要有专人负责撤压，专人看试压泵P-1402，专人看塔顶压力，三人密切协作，压力达到指标后停泵，关闭泵出口阀和撤压阀，保压检查是否有漏。分馏试压时，要有专人负责撤压，专人看泵P-1502，专人看塔顶压力，三人密切协作，压力达到指标后停泵，关闭泵出口阀和撤压阀，保压检查是否有漏。打压前，一定要先将设备安全阀上、下手阀关闭。将设备顶部放空打开，放净空气，严防在装水过程中设备超压。6.3.2.5 试压时注意事项在所有机泵入口装上过滤网。在装水过程中，注意逐步打开所有管线上低点排凝，待水干净后，方可向下进行；开始时水量要小，待全部流程改通后，再增加水量。此时可将孔板、涡轮、质量流量计等仪表投用使用，以考察仪表情况。试压过程中要详细检查，认真记录，作到每台设备都有专人负责。有问题记录下来，待撤压后处理。试压完毕后，撤压应按流程顺序向后放水，放水时，要打开所有设备顶部放空，防止设备内产生负压而损坏设备。6.3.3 水冲洗 设备、容器在进行水试压时，可同时进行水冲洗，当塔内水不多时，可用泵进行补水。所以冲洗过程同试压过程一样，从前向后进行。6.3.3.1 水冲洗的目的： 水冲洗就是进一步把管线杂物冲洗干净。6.3.3.2 水冲洗注意事项：装置中所有设备、管线必须用水进行冲洗，管线冲洗要单独进行，未冲洗干净的，一般不得与塔、冷换设备、容器相连，以免将杂物带入系统。并联管线要逐条进行冲洗，以防走短路，影响冲洗效果，要不留死角。所有控制阀、过滤器走副线，注意低点排凝。冲洗时要打开设备顶部放空。冲洗时通知仪表，将仪表引线同时冲洗。冲洗时，要保证下水沟畅通。6.4 置换空气6.4.1 脱硫系统蒸汽吹扫赶空气液化气、干气脱硫塔系统试压完毕后，应重新给汽吹扫赶空气，确保安全开工。蒸汽吹扫置换原则及流程与蒸汽贯通吹扫相同。蒸汽从塔底进入，塔顶放空，控制蒸汽量，保持设备微正压。联系化验分析系统内氧含量0.5%（V）为合格。6.4.2 分馏系统抽真空、氮气置换6.4.2.1 抽真空原则：设备大修中已有空气进入设备内，开工前必须抽真空、氮气置换。抽真空、氮气置换应进行多次直至化验分析合格。6.4.2.2 合格标准：含氧量不大于0.5%（V）。6.4.2.3 抽真空流程见附录。6.4.2.4 抽真空方法：检查真空泵，并准备投用。打通流程，出装置阀（C30、C=3、轻C4、C5以及高压瓦斯、低压瓦斯与精致相连处）后加盲板。P-1501/1、P-1504/1和V-1504顶、T-1505和T-1501底更换真空压力表。启动真空泵，向大气中排放空气（瓦斯则排放至火炬）。当真空度为0.08MPa时，停真空泵。引N2进入装置，从泵入口补入塔内，当塔压达到0.1MPa时停止。重新启动真空泵，抽至真空度为0.08MPa。往复几次，直至分析氧含量合格为止。补充N2使塔、容器保持微正压，准备引瓦斯。6.4.2.5注意事项：抽真空要逐条进行，不留死角。注意观察压力变化，及时补充N2。6.4.3 液化气脱硫醇系统置换空气6.4.3.1 V1405、1406水试压完毕后，用氮气置换水，但必须与氧化塔系统断开，当水放完后装碱液，建立液封。6.4.3.2 V1405、1406液位达到50时，各自建立碱液循环。6.5 引瓦斯置换6.5.1 准备工作通知调度，联系球罐岗位做好准备。关闭倒淋点，顶放空稍开。调小蒸汽量，保持微正压。6.5.2 球罐V-1401 从球罐经QB-01脱硫线送液化气至V-1401（注意：开始时量要小），V-1401其他进出口阀应关闭，打开顶部放空，当顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.3 液化气脱硫（T1402）系统 关闭T1402进出装置阀门，从V-1401经P-1402引瓦斯至T-1402，当V-1404顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.4 干气脱硫（T-1401）系统关闭各塔与外界的联系，从G1（或G2、9、12、13）经引瓦斯线至高压瓦斯管网，经T-1401去PSA副线过V-1403向T-1401引瓦斯，塔顶放空嗅到瓦斯味后，关闭放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.20.4MPa。6.5.5 球罐V-1501 从球罐经泵送分馏线引液化气至V-1501（注意：开始时引得量要小），V-1501其他进出口阀应关闭，当顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.6 脱丙烷塔（T-1501）、脱戊烷塔（T-1505）系统T-1501部分 关闭T-1501进出装置阀门，从V-1501经P-1501引瓦斯至T-1501，当V-1502顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。T-1505部分 关闭T-1505进出装置阀门，从T-1501底液控（T-1505进料流控）引瓦斯至T-1505，当V-1505顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.7 脱乙烷塔（T-1502）系统 从V-1502经P-1502/1、2引瓦斯至T-1502，当V-1503顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.8 丙烯系统 关闭T-1503、04与外界联系阀门，从T-1502底液控（T-1503进料流控）引瓦斯至T-1503、04，当V-1504顶部放空嗅到瓦斯味后，关闭顶部放空，开安全阀副线向低压瓦斯管网排放约5分钟，然后关闭安全阀副线，冲压至0.40.6MPa。6.5.9注意的问题：引瓦斯前，要启用安全阀和压力显示仪表，防止超压。引瓦斯时，应适当用阀门控制一下流速，防止设备接地不好，因产生静电而引起设备爆炸。设备排空时，应适当用阀门控制一下流速，防止设备接地不好，因产生静电而引起设备爆炸。引瓦斯时，装置停止一切用火。各给汽点加好盲板。各低点注意切水，禁止向装置区长时间排放瓦斯。6.6 拆加盲板 装置大检修后开工，必须拆加盲板，（检修过程中拆加的盲板不包括在内），盲板数据见附录。6.7 装置开工6.7.1 脱硫系统开工程序总则：建立溶剂循环，按流程顺序等催化来料逐塔开工。6.7.2 建立脱硫各塔溶剂循环6.7.2.1 准备溶剂联系硫磺装置向脱硫装置V-1405引溶剂。6.7.2.2 各塔建立溶剂循环 当V-1405液位达到40%后，启动P-1401，向T-1401、T-1402打溶剂，待T-1401、T-1402液位达到50%投用液位控制阀FIC-1401、FIC-1402 ，建立溶剂循环。6.7.3 脱硫系统引料开工 当溶剂循环正常，且催化装置来料后，即可打开各塔进料阀，引料开工。 注意：引料时一定要缓慢，待运转正常再逐渐加大进料。开工初期，干气分液罐注意压油；液化气缓冲罐注意脱水。6.7.4 分馏系统开工程序总则：按流程顺序逐塔开工。当脱硫开工正常，且质量合格后，向分馏系统进料。 表6-4序号开工步骤开工内容操作人时间备注1开T-15011.1联系球罐岗位向V-1501进料1.2V-1501液位50%时，启动P-15011.3投用T-1501进料控制阀，控制进料量开始控制流量要小1.4当压力上升至0.8Mpa时，逐步加大进料量1.5塔底见液位1/3后，重沸器引蒸气，投用温控阀控制在30/h的升温速度1.6投用塔顶压控阀和V-1502压控阀压力控制由低而高1.7当塔压力达到1.6Mpa时，启动空冷风机控制冷后温度43左右1.8温度升至1071，塔底液面高于2/3且顶底产品合格时，向后塔进料2开T-15052.1投用T-1501液控阀，控制进料当压力为0.5Mpa可提量2.2液位1/3时，重沸器给蒸气投用温控阀控制升温速度在30/h以内2.3投用塔顶压控阀，控制冷后温度505压控由低而高2.4塔底温度升至1052且液位2/3时，自压外送视组分轻重，决定去处2.5V-1505液位为50%，启动P-1506打回流2.6投用轻碳四出装置控制阀，适量外送及时联系化验做成绩3开T-15023.1V-1502液位50%，启动P-1502打回流回流量由小到大3.2V-1502成绩合格后向T-1502进料，控制进料量3.3塔底液位1/3时，塔底升温，投用温控阀升温控制在30/h3.4投用塔顶压控阀，控制冷后温度453.5V-1503液位50%后，启动P-1503打回流回流量由小到大3.6塔底产品合格后，向T-1503进料，投用塔底液控阀控制进料量4开T-1503、T-15044.1T-1503底液位1/3时，塔底升温，投用温控阀升温控制在30/h4.2投用T-1504顶压控阀，控制冷后温度424.3T-1504底液位2/3时，启动P-1504打回流回流量由小到大4.4V-1504液位50%时，启动P-1505打回流回流量由小到大4.5T-1503底产品合格时，投用塔底液控阀丙烷出投用E-1506冷却水4.6T-1504顶产品合格时，投用丙烯出装置控制阀投用E-1506冷却水进一步调整操作，当各参数达到工艺指标且平稳后，仪表从手动改自动，转入正常生产。6.7.5纤维膜脱硫醇开车6.7.5.1 初次开车前的准备工作6.7.5.1.1 初次开车的定义是：（a）FIBER-FILMTM纤维膜接触器系统是首次投入使用，（b）接触器系统被闲置较长一段时间后，或（c）所有烃物料均已被排出该系统。6.7.5.1.2. 确定所有容器及所连接的碱液管线上的所有排液阀、排气阀和取样阀都已处于关闭状态，所有试压盲板和安全盲板都已从该系统中拆除。6.7.5.1.3. 遵循*炼油厂对于类似物料的通常做法，置换掉系统中的空气。如果用惰性气体来置换，则要注意不要使用能与碱液反应的酸性气体，如CO2。6.7.5.1.4. 确定烃物料已与该两个精制系统完全隔离。6.7.5.1.5. 确定所有控制阀的旁通阀已关闭。所有控制器均处于手动控制方式，并调节到使其各自控制的阀门处于关闭状态。6.7.5.1.6. 确定新鲜碱液已与系统隔离，但已具备供应条件。6.7.5.1.7. 确定碱液吸入阀、所有容器底部的出口阀，以及所有排液阀均已关闭。6.7.5.1.8. 卸除并清理所有篮式粗滤器中的滤芯。6.7.5.1.9. 检查所有控制阀的操作状态和应有的失效位置。6.7.5.1.10. 检查所有泵的盘车和运转状况。6.7.5.1.11. 确定并已备妥约3.5m3浓度为20（重量）的碱液，以供加入系统。6.7.5.2 向THIOLEXSM分离器加入碱液6.7.5.2.1. 连通碱液管路将碱液送往泵P-102A或B的吸入口、篮式粗滤器BS-102A/B、接触器FFC-102和相分离器V102。在泵P102A或B不发生气蚀现象的前提下将其流量调至最大。启动液位控制器LIC102。启动泵P102A或B并连续向V102注入碱液，直至在液位控制器LIC102上可看到液位达300mm高处，并通过液位视镜（LG102）证实。在注入过程中取样分析碱液浓度。一旦内液位达到300mm高处，就将泵P102A或B停掉。6.7.5.2.2. 连通碱液管路将碱液从V102通过泵P-103A或B送往相分离器V101的底部。起动泵P102A或B和P103A。开始将碱液从V102通过泵P103A或B和液位控制器LIC102送往相分离器V101。连续向V101注入碱液，直至在液位控制器LIC101上可看到液位达到300mm高处。6.7.5.2.3. 完成向V101注碱液的步骤之后，关闭该容器底部的阀门并将泵P103A或B停掉。继续向V102注入碱液，直至液位控制器LIC102的液位达到300mm高处，并通过液位视镜证实。当V102内液位达到300mm高处时，切断通往接触器FFC102的碱液，将泵P102A停掉。6.7.5.2.4. 当所有的碱液液位都达到规定液位后，停掉所有的碱液循环，切出并清理碱液粗滤器。6.7.5.2.5. 如果碱液液位降低正常液位以下，可通过泵P102A或B重新开始注入新鲜碱液.6.7.5.3 注入FCC和焦化LPG注意：在向该系统注入LPG时，要确保系统压力能足以防止LPG在进入系统时发生闪蒸或冻结。6.7.5.3.1容器应该已按照*炼油厂的有关规程作好接收LPG的准备。6.7.5.3.2连通LPG管道，经由烃相的篮式粗滤器BS-101A或B向FIBER-FILMTM接触器FFC-101和分离容器V101注入LPG 。然后，LPG将流向FFC-102和分离容器V102。6.7.5.3.3设定背压控制器PIA101，将压力维持在1240kpag。6.7.5.3.4非常缓慢地打开烃的主入口阀，开始向系统注入烃料并充压。6.7.5.3.5在所有的容器均以烃料充压之后，按照*炼油厂的有关规程向容许的去处排除系统内的气体，直至这些容器