环氧丙烷化工企业安全生产标准化管理体系全套资料汇编（2026-2027新标准实施模板）

环氧丙烷化工企业安全生产标准化管理体系、安全管理制度、安全生产责任制全套方案资料标准汇编作者：南河三月危险作业风险分析及控制措施表1动火作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1易燃易爆有害物质：①将动火设备、管道内的物料清洗、置换，经分析合格。②储罐动火，清除易燃物，罐内盛满清水或惰性气体保护。③设备内通（氮气、水蒸气）保护。④塔内动火，将石棉布浸湿，铺在相邻两层塔盘上进行隔离。⑤进入受限空间动火，必须办理《受限空间作业证》。2火星窜入其它设备或易燃物侵入动火设备切断与动火设备相连通的设备管道并加盲板＿＿＿块隔断，挂牌，并办理《抽堵盲板作业证》。3动火点周围有易燃物①清除动火点周围易燃物，动火附近的下水井、地漏、地沟、电缆沟等清除易燃后予封闭。②电缆沟动火，清除沟内易燃气体、液体，必要时将沟两端隔绝。4泄漏电流（感应电）危害电焊回路线应搭接在焊件上，不得与其它设备搭接，禁止穿越下水道（井）。5火星飞溅①高处动火办理《高处作业证》，并采取措施，防止火花飞溅。②注意火星飞溅方向，用水冲淋火星落点。6气瓶间距不足或放置不当①氧气瓶、溶解乙炔气瓶间距不小于5m，二者与动火地点之间均不小于10m。②气瓶不准在烈日下曝晒，溶解乙炔气瓶禁止卧放。7电、气焊工具有缺陷动火作业前，应检查电、气焊工具，保证安全可靠，不准带病使用。8作业过程中，易燃物外泄动火过程中，遇有跑料、串料和易燃气体，应立即停止动火。9通风不良①室内动火，应将门窗打开，周围设备应遮盖，密封下水漏斗，清除油污，附近不得有用溶剂等易燃物质的清洗作业。②采用局部强制通风；10未定时监测①取样与动火间隔不得超过30min，如超过此间隔或动火作业中断时间超过30min，必须重新取样分析。②采样点应有代表性，特殊动火的分析样品应保留至动火结束。③动火过程中，中断动火时，现场不得留有余火，重新动火前应认真检查现场条件是否有变化，如有变化，不得动火。11监护不当①监火人应熟悉现场环境和检查确认安全措施落实到位，具备相关安全知识和应急技能，与岗位保持联系，随时掌握工况变化，并坚守现场。②监火人随时扑灭飞溅的火花，发现异常立即通知动火人停止作业，联系有关人员采取措施。12应急设施不足或措施不当①动火现场备有灭火工具（如蒸汽管、水管、灭火器、砂子、铁铣等）。②固定泡沫灭火系统进行预启动状态。13涉及危险作业组合，未落实相应安全措施若涉及下釜、高处、抽堵盲板、管道设备检修作业等危险作业时，应同时办理相关作业许可证。14施工条件发生重大变化若施工条件发生重大变化，应重新办理《动火作业证》。表2进入受限空间作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1隔绝不可靠①与该设备连接的物料、蒸汽、氮气管线使用盲板隔断，并办理《抽堵盲板作业证》。②拆除相关管线。2机械伤害办理设备停电手续，切断设备动力电源，挂“禁止合闸”警示牌，专人监护。3置换不合格置换完毕后，取样分析至合格。4氧气不足设备内氧含量达18～21％。5通风不良①打开设备通风孔进行自然通风。②采用强制通风。③佩戴空气呼吸器或长管面具。④采用管道空气送风，通风前必须对管道内介质和风源进行分析确认，严禁通入氧气补氧。⑤设备内温度需适宜人员作业。6未定时监测①作业前30min内，必须对设备内气体采样分析，合格后方可进入设备。②采样点应有代表性。③作业中应加强定时监测，情况异常立即停止作业。7触电危害①设备内照明电压应小于等于36V，在潮湿容器、狭小容器风作业应小于等于12V。②使用超过安全电压的手持电动工具,必须按规定配备漏电保护器。8防护措施不当①在有缺氧、有毒环境中，佩戴隔离式防毒面具；②在易燃易爆环境中，使用防爆型低压灯具及不发生火花的工具，不准穿戴化纤织物；③在酸碱等腐蚀性环境中,穿戴好防腐蚀护具扒渣服耐酸靴耐酸手套护目镜。9通道不畅设备进出口通道，不得有阻碍人员进出的障碍物。10监护不当①进入设备前，监护人应会同作业人员检查安全措施，统一联系信号；②监护人随时与设备内取得联系，不得脱离岗位；③监护人用安全绳拴住作业人员进行作业。11应急设施不足或措施不当①设备外备有空气呼吸器、消防器材和清水等相应的急救用品；②设备内事故抢救时,救护人员必须做好自身防护方能进入设备内实施抢救。12涉及危险作业组合，未落实相应安全措施若涉及动火、高处、抽堵盲板等危险作业时，应同时办理相关作业许可证。13施工条件发生重大变化若施工条件发生重大变化，应重新办理《受限空间作业证》。14设备内遗留异物设备内作业结束后，认真检查设备内外，不得遗留工具及其它物品。表３临时用电作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1违章作业①作业人员必须持有电气安全作业证。②临时用电线路架空高度在装置内不低于2.5米，道路不低于5③所有临时用电线路，不得采用裸线。④临时用电线路架空线，不得在树上或脚手架上架设。2电缆损坏暗管埋设及地下电缆线路应设有“走向”标志和安全标志，电缆埋设深度大于0.7米3配电盘、配电箱短路现场临时用电配电盘、箱应有防雨措施。4防止设施损坏①临时用电设施应有漏电保护器。②用电设备、线路容量、负荷应符合要求。5防止火灾爆炸所使用的临时电气设备和线路须达到相应的防爆要求。6作业条件发生重大变化若作业条件发生重大变化，应重新办理《临时用电作业证》。表4高处作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1作业人员不熟悉作业环境或不具备相关安全技能作业人员必须经安全教育，熟悉现场环境和施工安全要求，按《高处作业证》内容检查确认安全措施落实到位后，方可作业。2作业人员未佩戴防坠落防滑用品或使用方法不当或用品不符合相应安全标准作业人员必须戴安全帽，拴安全带，穿防滑鞋。作业前要检查其符合相关安全标准，作业中应正确使用。3未派监护人或未能履行监护职责作业监护人应熟悉现场环境和检查确认安全措施落实到位，具备相关安全知识和应急技能，与岗位保持联系，随时掌握工况变化，并坚守现场。4跳板不固定，脚手架、防护围栏不符合相关安全要求搭设的脚手架、防护围栏应符合相关安全规程。5登石棉瓦、瓦檩板等轻型材料作业在石棉瓦、瓦檩板等轻型材料上作业，应搭设并站在固定承重板上作业。6登高过程中人员坠落或工具、材料、零件高处坠落伤人高处作业使用的工具、材料、零件必须装入工具袋，上下时手中不得持物。不准空中抛接工具、材料及其他物品。易滑动、易滚动的工具、材料堆放在脚手架上时，应采取措施防止坠落。7高处作业下方站位不当或未采取可靠的隔离措施高处作业正下方严禁站人，与其他作业交叉进行时，必须按指定的路线上下，禁止上下垂直作业。若必须垂直进行作业时，应采取可靠的隔离措施。8与电气设备（线路）距离不符合安全要求或未采取有效的绝缘措施在电气设备（线路）旁高处作业应符合安全距离要求。在采取地（零）电位或等（同）电位作业方式进行带电高处作业时，必须使用绝缘工具。9作业现场照度不良。高处作业应有足够的照明。10无通讯、联络工具或联络不畅30米以上高处作业应配备通讯、联络工具，指定专人负责联系，并将联络相关事宜填入《高处作业证》安全防范措施补充栏内。11作业人员患有高血压、心脏病、恐高症等职业禁忌症或健康状况不良患有职业禁忌症和年老体弱、疲劳过度、视力不佳、酒后人员及其他健康状况不良者，不准高处作业。12大风大雨等恶劣气象条件下从事高处作业如遇暴雨、大雾、六级以上大风等恶劣气象条件应停止高处作业。13涉及动火、抽堵盲板等危险作业，未落实相应安全措施若涉及动火、抽堵盲板等危险作业时，应同时办理相关作业许可证。14作业条件发生重大变化若作业条件发生重大变化，应重新办理《高处作业证》。表5断路作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1标识不明，信息沟通不畅，影响交通，引发事故①作业前，施工单位在断路路口设置交通档杆、断路标识，为来往的车辆提示绕行线路②交管部门审批《断路作业证》后，立即通知调度等有关部门。2作业期间，无适当安全措施或不到位，引发交通事故或人员伤害事故①断路作业过程中，施工单位应负责在施工现场设置围栏、交通警告牌，夜间应悬挂警示红灯②在断路施工作业时，施工单位应设置安全巡检员，保证在应急情况下公路的随时畅通。③在断路施工作业期间，施工单位不得随意乱堆施工材料。3作业结束后，现场清理不彻底，阻碍交通，能上能引发事故①断路作业结束后，施工单位应负责清理现场，撤除现场和路口设置的挡杆、断路标志、围栏、警告牌、警示红灯，报交管部门。②交管部门到现场检查核实后，通知各有关单位断路工作结束，恢复交通4变更未经审批，引发事故①断路作业应按《断路作业证》的内容进行，严禁涂改、转借《断路作业证》，严禁擅自变更作业内容、扩大作业范围或转移作业部位。②在《断路作业证》规定的时间内未完成断路作业时，由断路申请单位重新办理。5涉及危险作业组合，未落实相应安全措施若涉及高处、动土等危险作业时，应同时办理相关作业许可证。6施工条件发生重大变化若施工条件发生重大变化，应重新办理《断路作业证》。表6吊装作业风险分析及安全措施表序号风险分析安全措施1无证操作吊装和指挥人员必须经过专业培训,持证上岗.2指挥混乱非紧急意外情况下，现场专人统一指挥,信号明确。3无警戒线或警示标志有完善的吊装方案,划定警戒线，设置安全标志，禁止非施工人员入内。4作业条件不良①夜间作业现场要有足够的照明。②遇暴雨、大雾及6级以上大风等恶劣气象条件，须停止作业。5未严格执行吊装作业“十不吊”①指挥信号不明或乱指挥不吊；②超负荷或物件重量不明不吊；③斜拉重物不吊；④光线不足，看不清重物不吊；⑤重物下站人不吊；⑥重物埋在地下不吊；⑦重物紧固不牢，绳打结，绳不齐不吊；⑧棱刃物件没有放垫措施不吊；⑨安全装置失灵不吊；⑩重物超过人头不吊。6涉及危险作业组合，未落实相应安全措施①吊装过程中如需阻断道路交通，应办理《断路作业证》。②吊装现场，作业人员登2米以上高处作业时，应办理《高处作业证》。③涉及其他危险作业须办理相关作业证。环氧丙烷工艺规程专篇装置概况、生产能力、设计依据、工艺特点装置概况环氧氯丙烷装置采用三步生产工艺，首先采用高温氯化法生产工艺生产中间产品氯丙烯，再通过氯醇法生产工艺生产二氯丙醇，最后通过皂化法生产工艺得到产品环氧氯丙烷。环氧装置由氯丙烯系统、环氧氯丙烷系统、废水予处理系统和公用工程设施组成。1.1.1氯丙烯系统以丙烯和汽化氯为原料，丙烯高温氯化生产氯丙烯，精制副产盐酸。1.1.2环氧氯丙烷系统以氯丙烯、氯气和水为原料，氯醇化反应生成二氯丙醇；二氯丙醇和石灰乳为原料，环化反应生产环氧氯丙烷。1.1.3废水预处理系统主要用物理方法处理整个装置排出的废水，使之变为用活性污泥容易处理的废水。1.1.4公用工程设施公用工程设施包括空气源设备、各系统用的电气、仪表盘、公用工程的联管箱等。装置的设计能力1.2.1生产能力设计值环氧氯丙烷商品量64000吨/年副产盐酸(31％)119774吨/年年操作时间7900小时1.2.2生产能力保证值环氧氯丙烷最小194.4吨/天废水处理量最大680吨/小时装置的设计依据环氧装置是具有七十年代技术水平，是一套较为先进、合理、稳定、可靠的生产装置。该装置采用日本国旭硝子株式会社、旭电化株式会社共同研究、开发的专利技术，由日本国日挥株式会社在其专利工厂—鹿岛化学株式会社生产装置实际运转八年的基础上，经改进、放大设计而成。装置的工艺特点环氧装置以氯丙烯为中间原料制取环氧氯丙烷，确定了工艺过程的连续性，氯丙烯既是中间原料，又可作为商品出售，增加了以销定产的灵活性。环氧装置各系统产生的副产品可作为精细化工厂的生产原料使用，副产盐酸可广泛应用于工业生产和废水处理。环氧装置能够获得高纯度的氯丙烯和环氧氯丙烷，氯丙烯和环氧氯丙烷普遍用作各种化工产品的中间原料以及合成甘油、环氧树脂、橡胶的原料。环氧装置工艺设计中不仅原料、公用工程消耗低，而且通过一年运转能够使装置稳定并可获得最佳数值。环氧装置的工艺是通过长期的技术研究和采取稳定的措施，在八年的实际运转经验上设计的，其工艺操作是稳定的。工艺流程叙述、生产原理、工艺指标及物料平衡工艺流程叙述2.1.1氯丙烯系统工艺流程丙烯回收系统来自盐酸吸收系统的丙烯气体经除尘过滤器V-115除尘、丙烯压缩机C-101A、B一段吸入缓冲罐V-124缓冲后，进入C-101A、B的一段入口；V-115分离出的废水由LIC-1034V调节V-115液位后进入排水分离器V-116，V-124分离出的废水由LIC-1034AV调节V-124液位后进入排水分离器V-125，废水排入装置二次排水系统。丙烯气体经C-101A、B三段压缩，段间分水后，压强达到1.62MPa进入V-123分离油，油进入排油罐V-119通过人工回收；V-123的出口丙烯一部分由PICAZ-1049V调节控制V-124压力为0.02MPa，另一部分进入丙烯冷凝器H-103A、B被循环水冷凝液化后，进入丙烯受槽V-104，其压力由PIC-1001V控制为1.5MPa，通过废气冷凝器H-104内PP冷却惰性气体。分离部分水后的液体丙烯，由LIC-1001V控制V-104液位后进入丙烯冷却器H-105被PP冷却至10℃，在聚集水分离器V-105中分离水份至0.03%，进入V-106A、B，由活性氧化铝吸附水份至0.0005%，进入干丙烯收槽V-107中。来自罐区的原料丙烯，经PI-1002压力指示、FRCQ-1001累积、控制流量后进入V-107，其压力由PIC-1004V控制为0.8MPa，罐内的液体丙烯由P-106B/C送往反应岗位，泵的出口压力由PIC-1005V控制为1.5MPa。V-106A、B每隔24小时切换操作：经预冷、均压、充液后进行切换；经移液、减压排放后，进行再生。由TIC-1006、1005调节再生加热器H-119的S30P量，控制再生温度为80℃、195℃，通过干燥器循环风机B-101用N2循环再生。②反应系统来自P-106A/B的液体丙烯，一部分由PIC-1013V、1017V、1021V、1025V调节流量进入丙烯蒸发器H-110A、B、C、D，与反应流出物进行第一次换热，在丙烯蒸发器H-111A、B、C、D内与循环水进行第二次换热后，在丙烯雾沫分离器V-114A、B、C、D内蒸发，除去雾沫；V-114A、B、C、D压力由FIC-1012V、1016V、1018V、1022V各控制为0.5MPa；气态丙烯由FIC-1012、1016、1018、1022调节流量后经丙烯预热器H-109A、B、C、D与热媒进行第三次换热，在反应流出物冷却器H-107A、B、C、D中与反应流出物进行第四次换热后，温度达到280℃后进入反应器R-101A、B、C、D。另一部分液体丙烯经流出物急冷器H-113与PP换热，由FRC-1030控制流量后，进入预分馏塔T-101，作为控制塔顶温度的冷源。来自烧碱液氯装置的汽化氯，经氯气雾沫分离器V-108AB除去雾沫，由PIC-1010aV、1010bV控制压力为0.35MPa、由FRCAZ-1007V、1008V、1009V、1010V调节流量后，进入反应器R-101A、B、C、D，与丙烯进行高温反应，反应温度由TI-1017、1029、1049、1060显示在470℃，反应压力由PRA-1011、1015、1019、1023显示在0.1MPa以下。反应流出物经H-107A、B、C、D与丙烯进行第一次换热，经流出物二次冷却器H-108A、B、C、D与热媒进行第二次换热，在气体分离器V-109A、B、C、D中分离碳粉后，进入丙烯蒸发器H-110A、B、C、D与丙烯进行第三次换热后，部分高沸物凝结成液体，在液体分离器中进行分离，液体由P-103ABCDEF送往粗氯丙烯干燥器D-101A、B除去水分后，少量由FG-1001、1002、1003、1004控制流量送往文丘里洗涤器Z-101A、B、C、D作为工作介质，其余由LIC-1007abV、1008abV控制V-110A、B、C、D液位后送往丙烯气提塔T-113；在V-110A、B、C、D分离液体后的气体经T-101塔顶换热器H-112与丙烯、氯化氢气体进行第四次换热，在流出物急冷器H-113内与PP进行第五次换热后，进入T-101进行预分馏。T-101塔顶的丙烯、氯化氢气体经H-112换热后，进入盐酸岗位；塔釜液体经P-102A/B通过D-101C脱水与D-101A、B出口液体一起进入T-113。T-101塔顶、塔釜温度分别控制在≤-44℃、8～15℃，通过FRCZ-1030V、FRC-1031abV分别调整塔顶喷淋丙烯量和T-101底再沸器H-114的S5P量实现。T-113塔顶将溶解在粗氯丙烯中的丙烯回收至V-110A、B、C、D中，塔釜中的粗氯丙烯由P-166A/B经T-113塔底冷却器H-117用循环水冷却后，送往粗氯丙烯贮罐TK-151AB，作为精馏岗位原料。T-113塔顶压力由PIC-1030V控制为0.09MPa，由FIC-1032V调节T-113再沸器的S5P量控制塔顶、塔釜温度分别为52℃、69℃。P-104A、B、C、D出口的热媒经过FIHC-1011V、1015V、1017V、1021V控制流量为50m3/h后，经H-109A、B、C、D冷却，经流出物二次冷却器H-108A、B、C、D加热，在热媒膨胀槽V-111A、B、C、D膨胀后，将来自P-165A、B的温水在热媒冷却器H-115A、B、C、D内加热，产生0.14MPa的蒸汽，经蒸汽分离器V-113AB送往T-109再沸器H-155，作为部分热源。H-115A、B、C、D的热媒进入P-104A、B、C、D循环使用。V-113AB的液位由LICA-1005V、1006V控制在50%，副产蒸汽压力、流量分别由PIC-1006V、1008V、FIC-1003V、1005V控制在0.14MPa、2.8吨/h。热媒不足时，由V-112AB来补充。③冷冻系统来自V-180ABC的PP液体，一部分由LICA-1003V控制进入丙烯冷却器H-105，另一部分经经济器，由LIC-1002V、LICA-1011V控制进入V-104的废气冷却器H-104、流出物急冷器H-113。H-105内的PP冷却丙烯液体至10℃，由PIC-1003V控制蒸发压力为0.424MPa，PP气体进入C-103，经压缩增压、PP空凝器H-180ABC冷凝液化后，进入V-180ABC。H-104、113内的PP冷却V-104的放空废气、喷淋丙烯和有机氯化物，由PIC-1028V控制蒸发压力为0.102MPa，PP气体进入C-102ABC，经压缩增压、PP空凝器H-180ABC冷凝液化后，进入V-180ABC。④盐酸系统来自H-112的丙烯、氯化氢气体经FI-1025、1026各以8256m3/h进入T-102A、B，用来自盐酸贮槽V-121的盐酸（31%），经FG-1005、1006调节流量各为20m3/h和来自V-127经FICA-1023、1024调节流量各为5.23m3/h的稀盐酸，经两段等温吸收，盐酸的热量通过侧线冷却器H-121AB移除，除去绝大部分的氯化氢；T-102A、B塔釜盐酸（31%）进入盐酸受槽V-121，一部分由P-121AB经冷却器H-122A用循环水冷却后返回T-102AB塔顶，另一部分控制V-121液位后送去罐区TK-121A、B。T-102AB塔顶的丙烯由PT-102控制压力后进入T-102C,T-102C顶部通入10.46m3/h的冷凝水，冷凝水通过V-127的液位LIA-1009C控制，稀盐酸进入V-127，V-127的稀盐酸经H-122B冷却一部分通过控制FG2005流量控制返回T-102C顶部回流，一部分定量返回到T-102AB顶部，T-102C顶部出来的丙烯进入T-106，由P-126A（B）、125C（B）、125A（B）进行上段（水洗）、中段（碱洗）、下段（碱洗）循环，以A-FA-1027、1028、1029控制三段循环量分别为80m3/h、80m3/h、80m3/h，补充水量由FG-1013控制为0.6m3/h，20%烧碱供给量由FG-1007控制为190L/h；T-106洗涤后的丙烯进入丙烯除尘过滤器V-115；T-106塔底碱浓度控制为2%；TK-121A、B的尾气由FG-1060通入2～3m3/h的工业水经氯化氢洗涤器T-130洗涤后放空，废水送往W-101；副产盐酸经P-130AB送往界区外。氯丙烯岗位丙烯、反应、盐酸、精馏系统的废水汇入W-101，经由P-170送往废水预处理系统TK-301中。⑤精馏系统TK-151AB中粗氯丙烯由P-151AB经FRCA-1035V控制流量进入T-108的23#塔板，由FIC-1037V控制通入塔底再沸器H-152的S5P量来控制塔顶、塔釜温度分别为47℃、115℃，塔底粗D-D经P-152AB、塔底冷却器H-153用循环水冷却后，由LIC-1015V控制塔釜液位送入TK-152中；塔顶物料经塔顶冷凝器H-151用循环水冷凝后，进入塔顶受槽V-152中，用P-153AB输送一部分进行回流，回流液经LICA-1016V控制FT-1039为19.72m3/h进入干燥器DR-102除去水分后返回至T-108塔顶，另一部分由FRC-1036V调节流量为9.36m3/h进入T-109。T-109系统由FIC-1041V调节进入再沸器H-155的S5P量控制T-109塔顶、塔釜的温度分别为49℃、74℃，塔釜得到的精氯丙烯由LIC-1017V控制塔釜液位后经P-154AB、塔底冷却器H-156用循环水冷却后，以FRQ-1048累计显示流量为8.8m3/h进入TK-154A/B。T-109塔顶物料经塔顶冷凝器H-154用循环水冷凝，进入塔顶受槽V-153，由P-155AB经FIC-1040控制流量为37.6m3/h进入干燥器DR-103中，脱除水分后返回至T-109塔顶，多余部分由FG-1008控制流量为320L/h送往TK-155。T-109塔顶压力由PIC-1031V控制在0.075MPa，废气防空。V-153通入氮气，流量FG-1009控制为2～5m3/h。TK-152中的粗D-D经P-158ABFRCA1042计量后送往三废罐区V-703；TK-154A、B中的精氯丙烯经P-161A/B送往环氧岗位；TK-155中的低沸物废油由P-164送往V-702中。N3经FG-175控制流量、由PCV-175、PIC-176V控制压力为2942～14710Pa后，形成低压氮，分别供给TK-151、152、154AB、155、V-112、152。氯丙烯岗位放空气体进入V-166分离液相后，由放空烟筒排空，底部通过PT-102的工业水吸收酸性介质；反应系统副产0.14MPa的蒸汽回收至H-155。氯丙烯岗位蒸汽冷凝液集中回收至V-165中，通H-185闪蒸形成温水，由P-165输送，一部分用于氯丙烯岗位的温水伴热，一部分送往反应系统，其余部分经LIC-1032V控制液位后送往V-126A。（2）环氧系统工艺流程①公用工程系统A、工业水系统工业水从外部水厂引入后，分别进入氯丙烯岗位和环氧岗位，工业水在环氧岗位主要用作生产用水，少量用作工业泵的清洗用水；工业水在氯丙烯岗位主要用作工业泵的清洗用水。B、循环水系统循环水给水进入后分别供给氯丙烯和环氧装置。C、氮气系统0.7MPa的氮气从烧碱厂制氮机提供总管廊上引入环氧装置，一部分氮气直接送往氯丙烯岗位，另一部分氮气经过调节阀PICA-951减压成0.3MPa后分别进入氯丙烯岗位、环氧岗位。D、蒸汽系统 a、低压蒸汽系统压蒸汽S10P从界区外引入环氧装置后，通过调节阀减压到0.5MPa；0.5MPa的蒸汽大部分供给氯丙烯岗位和环氧岗位生产用，小部分分别通过调节阀减压至0.3MPa后分别供给全车间用作伴热蒸汽。b、中压蒸汽系统中压蒸汽S30P进入装置，直接送往氯丙烯岗位。②二氯丙醇合成反应系统来自氯丙烯岗位的氯丙烯，由FIQ-2002累计流量8.8m3/h后，分六路分别由调节阀FRCAZ-2004ABV、2009ABV、2014ABV进行流量调节后，供给二氯丙醇循环泵P-202AB、204AB、206AB的吸入口，通过泵溶解在循环溶液中。氯气进入氯气缓冲槽V-226AB，由PIC-2001ABV进行压力调节至约0.16MPa，经FRQ-201累计流量后，分六路分别由调节阀FRCAZ-2003ABV、2008ABV、2013ABV进行流量调节，然后供给喷射器J-20lA、B、C、D、E、F，与循环溶液快速混合。混合溶液中的氯丙烯和氯气通过三段活塞流反应器R-20lA、B、C、D、E、F，进行次氯酸化反应。通过R-20lA反应的二氯丙醇水溶液，从V-20lA经溢流管溢流到V-20lB，再从V-201B溢流到V-201C，最后由V-20lC溢流出的二氯丙醇水溶液，经FI-2026A检测流量后送入二氯丙醇缓冲槽V-209AB中。通过R-20lD反应的二氯丙醇水溶液，从V-20lD经溢流管溢流到V-20lE，再从V-201E溢流到V-201F，最后由V-20lF溢流出的二氯丙醇水溶液，经FI-2026B检测流量后送入二氯丙醇缓冲槽V-209AB中。二氯丙醇合成反应过程所需要的水经FIC-2020V调节流量142.6m3/h后供给二氯丙醇循环槽V-201A，经FIC-2021V调节流量142.6m3/h后供给二氯丙醇循环槽V-201D。当工业用水的温度为21℃时，三段反应器的反应温度分别是R-20lAD为30℃、R-201BE为38℃、R-201CF为46℃。反应过程中氯丙烯与氯气的摩尔比约为1.003，根据氯化还原电位差计ARA-2001、2002、2003、2004、2005、2003B的检测值进行调节，电位差计的检测值控制在500～600mV。三段反应器二氯丙醇的浓度分别是V-20lAD控制为1.4%，V-201BE控制为2.8%，V-201CF控制为4.2%，通过调节FIC-2020V、2021V工业水的流量进行二氯丙醇浓度的调整。在氯气中含有少量的氢气，为防止二氯丙醇循环槽的气相部分发生爆炸，由鼓风机B-201A/B分别向V-20lA、B、C、D、E、F中送入1200m3/h的空气进行稀释，空气流量由FI一2007AB、2012AB、2017AB进行指示，稀释空气通过洗涤塔T-201，用60m3/h的工业水进行洗涤后由塔顶排空。T-201的洗涤水用pH计ARA-2007校验pH值后，与新鲜工业用水一起送入循环槽V-20lAD中。③环化系统进入二氯丙醇缓冲槽的二氯丙醇与盐酸的水溶液通过变频泵P-210A/B/C和FRC-2024、2029进行流量调节，经过环化塔塔顶换热器H-21lAB进行换热，二氯丙醇水溶液被预热到约80℃后，送入预混合器V-227AB中，预热温度通过HV-2003V、2004V进行调节。在石灰乳贮罐TK-241A/B中，浓度为20%的石灰乳溶液通过变频泵P-240A/B/C/D和FICA-2024V、2029V进行流量调节，控制碱倍率约为1.2，与预热到80℃的二氯丙醇水溶液混合后送入预混合器V-227AB中，在预混合器内完成石灰乳溶液与二氯丙醇溶液的混合。混合液连续向环化塔T-202AB供料，并在环化塔内完成二氯丙醇与石灰乳生成环氧氯丙烷的反应。生成的环氧氯丙烷从环化塔塔顶蒸出，经过H-21lAB用二氯丙醇溶液冷却、再经过H-201AB用循环水冷凝至40℃以下，冷凝液进入环化塔塔顶受槽V-202AB中。在环化塔塔顶受槽中冷凝液分成水层和油层，上部的水层经过P-208AB、P-212AB，FI-2025、2030及LlC-2005V、2009V进行V-202AB的水位控制后返回T-202AB塔顶。下部的油层是含约85%的粗环氧氯丙烷，通过输送泵P-247ABCD、由LIC-2006V、2010V进行V-202AB的界面调节，经由FR-2026、2031检测流量后送入粗环氧氯丙烷贮罐TK-202中。环化塔T-202AB由真空泵P-254AB抽真空，用PIA-2004AB调节塔顶压力为-50kPa。为抑制甘油的产生，必须快速用蒸汽从环化塔顶将生成的环氧氯丙烷蒸馏出。蒸汽是以FRC-2027、2028调节成二氯丙醇水溶液与石灰乳的合计流量的0.105倍后，再供给环化塔塔底。环化废水从塔底经由P-207AB、211AB变频调节塔底液位后，送入蒸发器V-221AB中。环化废水的PH值是由ARA-2008、2009测定的。蒸发器V-221AB通过喷射器J-206AB用0.5MPa的蒸汽约10t/h做驱动力，驱动蒸汽以HV－2001V、2002V进行调节，回收6t/h的废热蒸汽后，约90℃的环化废水被冷却到约80℃后，经由P-207C/D、211CD变频调节V-221AB液面，送往废水预处理系统的澄清槽TK-301中。蒸发器是在约67977.62Pa减压下进行操作的，在回收蒸汽的同时，对活性污泥处理时的有害有机物和臭气物质也同时被吸收，所以废水预处理就比较容易了。④精馏系统A、粗环氧氯丙烷通过P-215AB、以FRC-231V调节流量后送入预分馏塔T-203分离低沸物。预分馏塔塔底得到的含高沸物的粗环氧氯丙烷由P-213AB输送，经过H-204用循环水冷却至75℃，用LIC-2012调节塔底液位、由FI-2033检测流量后进入精馏塔T-205。预分馏塔塔顶得到的低沸物，经过H-202用循环水冷凝到40℃以下，进入塔顶受槽V-204中。在V-204中，分离出水层及有机层，上部为水层溢流到V-213中，用P-228送至V-202中，下部有机层通过P-214，一部分由FRC-2036V调节流量进入环氧氯丙烷回收塔T-204，其余部分通过LIC-2013V调节V-204的界面后由FI-2035指示流量，作为T-203的回流，回流比约为14。T-203塔由P-251抽真空，用PIA-2006调节顶压力约53315.78Pa。再沸器H-203加热蒸汽由FIC-2034V调节流量，控制塔顶温度约90℃，塔底温度约112℃，塔底出料水分含量控制在0.01%以下，T-204供给量（D）与T-203供给量（F）之比D/为0.12。B、T-203塔顶分离出的低沸物进入T-204塔，回收其中的环氧氯丙烷。T-204塔顶分离出的低沸物，经H-205用循环水冷凝到40℃以下，进入塔顶受槽V-205中。V-205中的物料，一部分通过P-216，由FIC-2038V调节流量回流到T-204塔顶，回流比为12.2，其余部分溢流到低沸物废油贮罐TK-203中。T-204塔底回收的环氧氯丙烷，通过P-217，再经过H-207用循环水冷却至40℃以下，由LlC-2015调节塔底液位后返回到TK-202中。T-204是在常压下操作的，塔顶压力约0.01MPa。塔底再沸器H-206的加热蒸汽是用FIC-2037V调节流量，使塔内温度分布稳定，塔顶温度约80℃，塔底温度约125℃，T-204的回流量（R）与供给量（F）的比R/F为3.5。C、T-203塔底得到的含高沸物的环氧氯丙烷进入精馏塔T-205，分离其中的高沸物。在T-205内，从塔底分离出高沸物，由P-218输送，用LIC-2017调节塔底液位、由FI-2039检测流量后进入二氯丙醇回收塔T-206。T-205塔顶得到的精环氧氯丙烷，经过H-208用循环水冷凝到40℃以下，进入塔顶受槽V-206中。V-206中的精环氧氯丙烷通过P-219，一部分由FIC-2042V调节流量后回流到T-205塔顶，回流比约为3.0；另一部分由LIC-2018V调节V-206液位，FRQ-2043累计流量后进入精环氧氯丙烷贮罐TK-204A/B中。T-205塔由P-252抽真空，用PIA-2007调节塔顶压力为9996.71Pa。塔底再沸器H-209加热蒸汽用FIC-2041V调节到流量，使塔内温度分布处于稳定状态，塔顶温度控制在5l～56℃，塔底温度约115℃。D、T-205塔底的高沸物进入二氯丙醇回收塔T-206。T-206塔顶回收的环氧氯丙烷，经过H-213用循环水冷凝到40℃以下，进入塔顶受槽V-219中。V-219中的物料通过P-230，一部分由FIC-2044V调节流量后回流到T-206塔顶，回流比约为2.0；另一部分由LIC-2020V调节V-219的液位后返回到TK-202中。T-206塔底分离出的含二氯丙醇高沸物，通过P-231，由冷却器H-210用循环水冷却到40℃以下，用LIC-2026调节塔底液位后送入V-208A中。在V-208A中，由J-204用工业水洗涤后，进入V-208B中沉降，底部油层由LIC-2021V控制V-208B液位后经J-204B工业水再次洗涤后进入V-208C中沉降，底部油层由LIC-2021BV控制V-208C液位后流入高沸物废油贮罐TK-205中，V-208BC上部水层溢流到V-209中，回收高沸物中的二氯丙醇。T-206塔由P-253抽真空，用PIA-2008控制塔顶压力约为8663.81Pa。塔底再沸器H-212加热蒸汽由FIC-2045V控制流量，使塔内温度分布稳定，塔顶温度为81℃，塔底温度为98℃。E、废水预处理系统来自环化系统的环化废水直接送往澄清槽TK-301AB中，其它的杂废水（来自P-170、P-232、P-241）汇入TK-301AB中。将V-301中已配制好的高分子凝聚剂用泵P-305A/B送到TK-301AB中，使TK-301中的废水沉降分离固体悬浮物，高分子凝聚剂加入量为0.518L/m3废水。废水在TK-301中沉降分离固体悬浮物后，上层含固体悬浮物约0.005%的澄清水溢流到TK-302中，用泵P-303A/B，由LICA-3002V控制液位后送往污水处理厂；TK-301AB下部的泥浆，用泵P-302A/B/C，由FIC-3005V控制流量约为160m3/h送入压滤机进料槽TK-303中。经压滤机进料泵P-304AB通过LICA3004V控制TK-303液位后送入压滤机压榨。压滤机压榨后的滤饼由车运出界外，压滤的清液汇入压滤机清液槽TK-304中，经泵P-301AB送到污水处理厂。生产原理氯丙烯系统生产原理（1）丙烯回收原理丙烯气体经过丙烯压缩机三段压缩增压至1.62MPa，用循环水冷却液化,分离出丙烯中夹带的大部分机械水。再进一步用PP冷却，由于水在丙烯中的溶解度随温度降低而降低，至最后丙烯中的水含量为0.03%，在脱水器（V-106AB）内被活性氧化铝吸附，达到出口水分0.0005%的要求。V-106AB每24小时切换、再生一次，以恢复干燥剂的吸附性能，采用氮气在80℃、195（2）丙烯高温氯化反应原理气态丙烯与氯气在高温下发生α－氢原子的取代反应，生成3-一氯丙烯。在进行主反应的同时，也伴随着加成、聚合、分解等副反应。各反应方程式如下：（A）主反应：CH3－CH＝CH2＋Cl2→CH2Cl－CH＝CH2＋HCl＋112.04kJ/mol（B）副反应：加成反应CH3－CH＝CH2＋Cl2→CH3－CHCl－CH2Cl其它位置取代反应CH3－CH＝CH2＋Cl2→CH3－CCl＝CH2＋HClCH3－CH＝CH2＋Cl2→CH3－CH＝CHCl＋HCl二次取代反应CH3－CH＝CH2＋2Cl2→CH2Cl－CCl＝CH2＋2HClCH3－CH＝CH2＋2Cl2→CH2Cl－CH＝CHCl＋2HCl杂质丙烷取代反应CH3－CH2－CH3＋Cl2→CH2Cl－CH2－CH3＋HCl聚合反应2CH3－CH＝CH2＋Cl2→CH2＝CH－CH2－CH2-CH＝CH2＋2HCl分解反应：CH3－CH＝CH2＋3Cl2→3C＋6HCl由于氯丙烯合成时多种副反应的发生，反应生成物成份复杂，氯丙烯收率降低。生产上要控制适宜的工艺条件，减少副产物的生成，提高氯丙烯的收率。最佳的反应条件为：丙烯/氯气（摩尔）=4，反应温度为470℃，反应压力＜0.1MPa反应时间为2～4秒，丙烯预热温度为280（3）冷冻原理PP在高压下液化、常温常压下易蒸发，在蒸发的过程中吸收大量的热。利用PP的蒸发潜热可使工艺介质达到被冷却的目的。螺杆压缩机借助螺杆的旋转运动，使其工作容积发生变化而实现负荷调整，以满足工艺运行的负荷要求。（4）盐酸精制原理盐酸吸收塔（T-102AB）用20.5%的稀盐酸经两段等温吸收制成31%的盐酸。在T-102ABC脱除氯化氢的丙烯进入丙烯洗涤塔（T-106），被塔底稀碱（NAD）化学吸收、除害后经压缩机回收。（5）精馏原理粗氯丙烯中含有低沸物、氯丙烯、D-D，利用其沸点不同，在D-D分离塔（T-108）、一氯化物切割塔（T-109）中实现低沸物、氯丙烯、D-D的分离，得到产品精氯丙烯。低沸物送到废油贮罐（TK-155）中，由P-164送到V-702，粗D-D送到D-D焦油罐（TK-152）中，由P-158送到V-703。环氧系统生产原理（1）二氯丙醇合成原理环氧系统所采用的合成二氯丙醇的方法是直接饱和氯水法，即氯丙烯、氯气和水直接混合反应，生成二氯丙醇。反应方程式为：CH2=CH−CH2Cl+Cl2+H2O→CH2−CH−CH2+CH2−CH−CH2+HClOHClClClOHClα，β-DCH占66%；α，α-DCH占34%此反应实际上进行的是次氯酸加成反应。反应机理分成两步：第一步是氯气溶于水中，生成HOCl和HCl：Cl2+H2O→HOCl+HCl第二步是HOCl再和ALC反应，生成DCHCH2=CH−CH2Cl+HOCl→CH2−CH−CH2(66%)+CH2−CH−CH2(34%)OHClClClOHCl反应过程中同时发生副反应：加成反应：CH2=CH−CH2Cl+Cl2→CH2−CH−CH2ClClCl聚合反应：CH2=CH−CH2Cl+CH2OH−CHCl−CH2Cl+Cl2→（C3H5−Cl2）2O+HCl反应过程中发生的副反应降低了二氯丙醇的收率，因此必须选择适宜的反应条件。（2）环化反应原理环氧氯丙烷是由二氯丙醇溶液和Ca(OH)2水溶液混合进行环化反应生成的，反应方程式如下：CH2−CH−CH2+CH2−CH−CH2+Ca(OH)2→2CH2−CH−CH2+CaCl2+2H2OOOHClClClOHClCl同时发生下列副反应：2CH2−CH−CH2+2H2O+Ca(OH)2→2CH2−CH−CH2+CaCl2OClOHOHOH要想抑制副反应的发生，提高环氧氯丙烷的收率，就必须选择适宜的反应条件。废水预处理系统生产原理环氧装置所生产的废水含有固体悬浮物、有机氯化物，因而不能直接进行活性污泥处理，要先经过预处理，才能满足生化处理的要求。活性污泥处理要求废水含固体悬浮物量要小于或等于0.005％，而环化塔底的废水含有Ca(OH)2、CaCO3、Mg(OH)2等固体悬浮物0.48％，为使废水中固体悬浮物的含量达到排放值，通过澄清槽进行沉淀分离，通过压滤机进行过滤。2.2.2装置生产影响因素氯丙烯系统影响因素（1）反应温度丙烯与氯气在低温下的反应以加成反应为主，生成物主要是1,2－二氯丙烷。随着温度的升高，逐渐转变成丙烯与氯气间的取代反应，但温度太高时，氯丙烯将发生聚合反应和分解反应，生成高沸物或结炭，使氯丙烯收率降低，影响反应的正常进行。试验证明，在300℃以下，丙烯与氯气主要进行的是加成反应；在300℃以上，丙烯与氯气则主要进行的是取代反应。但即使是反应温度很高，如600℃时，也还有一定量数量的二氯丙烷存在，以收率和操作稳定这两方面考虑，反应温度在470～500℃（2）原料配比从高温氯化反应方程式来看，一分子丙烯与一分子氯气反应生成一分子氯丙烯。在反应过程中，氯气必须完全反应，如有过量的氯气则会发生副反应，降低氯丙烯的收率。反应过程中放出大量的热，如不及时释放出，反应温度会急剧上升而出现结炭或燃烧现象，加入过量的丙烯有移出反应热的作用，从而控制反应温度。但丙烯过量太多，将会增加回收丙烯的能耗，从经济上考虑是不合理的。生产经验证明，选择丙烯与氯气的摩尔比为4是最适宜的生产条件。（3）反应丙烯预热温度丙烯高温氯化是放热反应，反应速度很快。由于反应需要的温度较高，除了依靠反应放热外，还要将丙烯预先加热达到所需要的反应温度。反应丙烯预热到一定温度，还可减少开始反应时低温加成反应的发生。丙烯预热温度取决于反应温度和配料比，当配料丙烯与氯气的摩尔比为4，反应温度为470℃时，丙烯预热温度约为280（4）反应时间丙烯与氯气在反应温度范围内混合接触后，立即进行反应。要使反应完全，需要一定的时间，若反应物料在反应器内停留时间短，则反应还未进行完全，便流出反应器；在反应器停留时间过长，则会产生分解结炭现象。生产上一般控制反应时间为2～4秒。（5）反应压力从主反应方程式来看，反应压力对反应的影响不太大，但对一些副反应却起了促进作用。鹿岛化工厂对反应器压力进行了试验研究，结果表明：反应压力超过0.1MPa，高沸物及中沸物的组成增加，而且从定性角度看，结碳现象也处于增加趋势。这表明了反应压力的升高，促进了聚合和分解反应的进行，因此生产上控制反应器的压力在0.1MPa以下。环氧系统影响因素（1）二氯丙醇合成反应温度氯丙烯与氯气在液相和气相中都能反应生成三氯丙烷副产物，而生成二氯丙醇只能在液相中进行。也就是说，若氯丙烯与氯气在气相中进行反应，则主要生成副产物三氯丙烷。因此生产上必须控制氯丙烯和氯气在水溶液中进行液相反应，抑制气相反应的发生。氯丙烯和氯气在水溶液中的反应，温度不能过高，因为温度高，则气相中的氯气量增大，气相反应加剧，三氯丙烷副产物增多。工业实验表明，若二氯丙醇合成反应温度大于50℃，则二氯丙醇收率明显下降，因此生产上一般控制反应温度在50℃以下，根据反应过程为放热反应，环氧装置三段温度分别为30℃、38（2）二氯丙醇合成反应配料比从二氯丙醇合成反应方程式来看，理论上1摩尔氯丙烯与1摩尔氯气生成1摩尔二氯丙醇。生产实践表明，当氯丙烯／氯气>1.0(mol)时，以氯气计的二氯丙醇收率几乎不变，但以氯丙烯计的二氯丙醇收率急剧降低；当氯丙烯／氯气<1.0时(mol)，不论是以氯丙烯计，还是以氯气计的二氯丙醇收率均降低，这是因为过剩的氯气生成其它副产物，而当氯丙烯／氯气≈1.0时，二氯丙醇的收率最高。本装置生产上据此控制氯丙烯／氯气≈1.003(mol)。（3）二氯丙醇合成反应器段数由前面叙述的反应方程式知道，反应过程中副反应生成三氯丙烷和四氯丙醚。采用活塞流反应器，一般来说反应速度较快，不需用搅拌器即可达到完全混合的目的，又没有返混，这样不易发生副反应。因此本装置采用管式活塞流反应器。试验证明，反应器采用分段并行进料，逐段提高浓度的方式，可以提高二氯丙醇的收率。但是段数越多，设备也增多，动力消耗增大，虽然这样可提高些收率，但从经济角度看也不太有利。一般认为采用三段反应器为宜。（4）反应液二氯丙醇的浓度最终反应液二氯丙醇的浓度高，则收率低；浓度低，则收率高。这可解释为二氯丙醇浓度高，气相反应部分多，副反应增加，导致收率降低。若反应浓度太低，则环化工序蒸汽消耗量增加，经济效益差。因此生产上一般控制最终反应液二氯丙醇浓度在4.2～4.5%。（5）环化反应碱倍率要使二氯丙醇环化反应完全，二氯丙醇与碱的配料比应保持碱过量，以保证完全中和掉二氯丙醇合成反应所生成的氯化氢，使反应液呈碱性。但碱不易过量太多，因为碱浓度太高，可促进环氧氯丙烷发生水解反应而降低环氧氯丙烷的收率，同时也造成碱的浪费。环化碱的使用量由碱倍率确定，碱倍率是使用碱的当量数与反应液中的氯化氢当量数加二氯丙醇的当量数的比值。生产上一般控制碱倍率为1.1～1.2。（6）环化反应蒸汽倍率蒸汽倍率S/F，是加入环化塔蒸汽量与进入环化塔二氯丙醇溶液量加环化碱量的比值，生产上控制蒸汽倍率在0.12左右。蒸汽倍率过高或过低对生产都是不利的。蒸汽倍率低，反应生成的环氧氯丙烷不能及时蒸出，副反应多，环氧氯丙烷收率低；蒸汽倍率高，由于α,β－DCH与水共沸而增加了未反应的α,β－DCH的馏出量，降低了粗环氧氯丙烷的浓度，增加了回收二氯丙醇和精制环氧氯丙烷的能耗。同时过多的蒸汽消耗也是一种浪赞。2.2.3反应条件氯丙烯系统反应条件反应温度470丙烯预热温度280丙烯与氯气的摩尔比4：1反应压力0.1MPa以下反应时间2～4秒环氧系统反应条件二氯丙醇合成反应温度30℃、38℃二氯丙醇合成反应器段数3段氯丙烯与氯气的摩尔比1.003：1二氯丙醇溶液循环量溶解氯气：550m3溶解氯丙烯:630m3二氯丙醇合成反应液浓度1.4％、2.8％、4.2％环化蒸汽倍率0.12环化碱倍率1.1～1.2工艺指标2.3.1厂控工艺指标序号控制项目仪表位号单位设计指标控制指标报警值1R-101A反应温度TI1017℃470～480470～480H：485L：4702R-101A反应压力PRA1011MPa＜0.1＜0.1H：0.13R-101B反应温度TI1029℃470～480470～480H：485L：4704R-101B反应压力PRA1015MPa＜0.1＜0.1H：0.15R-101C反应温度TI1048℃470～480470～480H：485L：4706R-101C反应压力PRA1019MPa＜0.1＜0.1H：0.17R-101D反应温度TI1060℃470～480470～480H：485L：4708R-101D反应压力PRA1023MPa＜0.1＜0.1H：0.19T-101塔底温度TR1072h℃8～158～1510T-109塔顶温度TR1077a℃35～4935～4911T-109塔底温度TR1077d℃70～7470～7412盐酸浓度％＞35≥3113T-202A塔顶温度TI2012A℃80～9580～9514T-202A塔底温度TI2014A℃95～10585～10515T-202A塔底压力PIA2003AkPa0-30～1016T-202A塔顶压力PIA2004AkPa-50-70～-3017T-202B塔顶温度TI2012B℃80～9580～9518T-202B塔底温度TI2014B℃95～10585～10519T-202B塔底压力PIA2003BkPa0-30～1020T-202B塔顶压力PIA2004BkPa-50-70～-3021T-205塔顶压力PIA2007kPaA10±210±222T-205塔顶温度TI2021℃51～5651～562.3.2车间工艺控制指标氯丙烯系统工艺控制指标序号控制项目仪表位号单位设计指标控制指标报警值1V-124压力PICA1049kPa15～2515～25L：152V-124液位LICA1049％50±102～50H：503*V-124温度TG1002℃＜47＜474A-CO-1A一段出口气体温度TIA107A℃＜120＜120H：1205A-CO-1B一段出口气体温度TIA107B℃＜120＜120H：1206A-CO-1A二段出口气体温度TIA108A℃＜130＜130H：1307A-CO-1B二段出口气体温度TIA108B℃＜130＜130H：1308A-CO-1二段出口气体压力PIA103MPa≤1.62≤1.62H：1.629*A-CO-1A夹套循环水流量FA106Al/min＞30＞30L：3010*A-CO-1B夹套循环水流量FA106Bl/min＞30＞30L：3011A-CO-1A一段气缸出水温度TG104-11A℃＜60＜6012A-CO-1A二段气缸出水温度TG104-12A℃＜60＜6013A-CO-1B一段气缸出水温度TG104-11B℃＜60＜6014A-CO-1B二段气缸出水温度TG104-12B℃＜60＜6015A-CO-1A润滑油压力PG104-4AMPa0.3～0.350.25～0.35L:0.15LL:0.10PA111AMPa＞0.15＞0.15PZ112AMPa＞0.1＞0.116A-CO-1B润滑油压力PG104-4BMPa0.3～0.350.25～0.35L:0.15LL：0.10PA111BMPa＞0.15＞0.15PZ112BMPa＞0.1＞0.117*A-CO-1A润滑油温度TG104-8A℃＜45＜4518*A-CO-1B润滑油温度TG104-8B℃＜45＜4519A-VE-2A液位LICA102％50±102～50H：5020A-VE-2B液位LICA103％50±102～50H：5021*V-104压力PIC1001MPa≤1.62≤1.62H：1.6222V-104液位LIC1001％50±1050±10H：60L：4023H-105液位LIC1003％50±105～5024H-105冷媒蒸发压力PIC1003MPa～0.4240.4～0.625H-105冷媒排出压力PIC1009MPa～0.4100.35～0.5526H-105出口丙稀温度TIA1002℃5～125～12H：12L：527*V-106A/B再生气体温度TIC1006℃80±1080±10TIC1005℃195±10195±1028*V-106A/B再生气体压力PZ1117MPa＜0.45＜0.45HH：0.4529*再生丙烯回收量FIC1002m3/h100～1000100～100030V-106A温度TR1003℃-45～195-45～19531V-106B温度TR1004℃-45～195-45～19532*V-106C液位LG1005％0～9033V-107压力PIC1004MPa0.8～1.00.7～1.034V-107液位LIA1004％50±1050±10H：60L：4035*P-106出口压力PIC1005MPa1.0～2.51.0～2.536原料丙烯的接收压力PI1002MPa2.0～2.52.0～4.037*原料丙烯接收温度TI1001℃10～2510～2538*R-101A液体丙烯流量FIA1013m3/h5～205～2039V-114A压力PICAZ1013MPa0.50±0.050.50±0.0540*V-114A出口压力PI1014kPa100～400100～40041R-101A气体丙烯流量FRCAZ1012m3/h2910～33001500～3500H：3500L：150042*V-114A温度TI1026℃15～2515～2543*V-114A温度报警TIA1027℃15～2515～25L:1544A系列丙烯预热温度控制TIRC1020℃280±15250±3045A系列丙烯预热温度显示TI1021℃280±15250±3046*H-107A进口丙烯温度TI1025℃10～2510～2547R-101A氯气流量FRCAZ1007m3/h710～790500～850H：850L：50048*R-101A底部反应温度TI1017℃470～480470～48049*R-101A上部反应温度TIA1018℃470～480470～48050H-107A出口温度TI1022℃275～325275～32551V-109A温度TI1023℃160～200150～20052V-109A压力PI1012MPa＜0.09＜0.0953V-110A温度TI1038a℃15～3515～5554V-110A液位LIC1007a％50±1050±1055*R-101B液体丙烯流量FIA1018m3/h5～205～2056V-114B压力PICAZ1017MPa0.50±0.050.50±0.0557*V-114B出口压力PI1018kPa100～400100～40058R-101B气体丙烯流量FICAZ1016m3/h2910～33001500～350059*V-114B温度TI1039℃15～2515～2560*V-114B温度报警TIA1040℃15～2515～2561B系列丙烯预热温度控制TIRC1032℃280±15250±3062B系列丙烯预热温度显示TI1033℃280±15250±3063*H-107B进口丙烯温度TI1037℃10～2510～2564R-101B氯气流量FRCAZ1008m3/h710～790500～85065*R-101B底部反应温度TI1029℃470～480470～48066*R-101B上部反应温度TI1030℃470～480470～48067H-107B出口温度TI1034℃275～325275～32568V-109B温度TI1035℃160～200150～20069V-109B压力PI1016MPa＜0.09＜0.0970V-110B温度TI1038b℃15～3515～5571V-110B液位LIC1007b％50±1050±1072汽化氯供总给量m3/h2840～3160500～316073V-108A出口压力PIC1010aMPa0.35±0.05≥0.3074*V-108A温度TIA1085a℃30～6030～60L：2075*V-108A出口温度TI1011a℃30～6030～6076A系列热媒循环量FRC1011m3/h50±550±577H-115A热媒冷却后温度TR1007℃135±10135±1078B系列热媒循环量FRC1015m3/h50±550±579H-115B热媒冷却后温度TR1008℃135±10135±1080V-113A压力PIC1006MPa0.14±0.010.14±0.0181V-113A液位LICA1005％50±550±5H：60L：4082*V-113A副产蒸汽流量FIC1003t/h0～20～283*V-113A加水流量FI1004m3/h0～30～384*R-101C液体丙烯流量FIA1019m3/h5～205～2085V-114C压力PICAZ1021MPa0.50±0.050.50±0.0586*V-114C出口压力PI1022kPa100～400100～40087R-101C气体丙烯流量FRCAZ1018m3/h2910～33001500～3500H：3500L：150088*V-114C温度TI1051℃15～2515～2589*V-114C温度报警TIA1052℃15～2515～25L:1590C系列丙烯预热温度控制TIRC1042℃280±15250±3091C系列丙烯预热温度显示TI1043℃280±15250±3092*H-107C进口丙烯温度TI1047℃10～2510～2593R-101C氯气流量FRCAZ1009m3/h710～790500～850H：850L：50094*R-101C底部反应温度TI1029℃470～480470～48095*R-101C上部反应温度TIA1049℃470～480470～48096H-107C出口温度TI1044℃275～325275～32597V-109C温度TI1045℃160～200150～20098V-109C压力PI1020MPa＜0.09＜0.0999V-110C温度TI1065a℃15～3515～55100V-110C液位LIC1008a％50±1050±10101*R-101D液体丙烯流量FIA1020m3/h5～205～20102V-114D压力PICAZ1025MPa0.50±0.050.50±0.05103*V-114D出口压力PI1026kPa100～400100～400103R-101D气体丙烯流量FICAZ1022m3/h2910～33001500～3500104*V-114D温度TI1063℃15～2515～25105*V-114D温度报警TIA1064℃15～2515～25106D系列丙烯预热温度控制TIRC1054℃280±15250±30107D系列丙烯预热温度显示TI1055℃280±15250±30108*H-107D进口丙烯温度TI1059℃10～2510～25109R-101D氯气流量FRCAZ1010m3/h710～790500～850110*R-101D底部反应温度TI1060℃470～480470～480111*R-101D上部反应温度TI1061℃470～480470～480112H-107D出口温度TI1056℃275～325275～325113V-109D温度TI1057℃160～200150～200114V-109D压力PI1024MPa＜0.09＜0.09115V-110D温度TI1065d℃15～3515～55116V-110D液位LIC1008d％50±1050±10117汽化氯供总给量m3/h2840～3160500～3160118V-108B出口压力PIC1010bMPa0.35±0.05≥0.30119*V-108B温度TIA1085b℃30～6030～60L：20120*V-108B出口温度TI1011b℃30～6030～60121C系列热媒循环量FRC1017m3/h50±550±5122H-115C热媒冷却后温度TR1009℃135±10135±10123D系列热媒循环量FRC1021m3/h50±550±5124H-115D热媒冷却后温度TR1010℃135±10135±10125V-113B压力PIC1008MPa0.14±0.010.14±0.01126V-113B液位LICA1006％50±550±5H：60L：40127*V-113B副产蒸汽流量FIC1005t/h0～20～2128*V-113B加水流量FI1006m3/h0～30～3129*V-165液位LIC1032％40～6040～60130H-113液位LIC1011％50±105～50131H-113冷媒蒸发压力PIC1028MPa～0.1020.08～0.12132H-113冷媒排出压力PIC1135MPa～0.100.07～0.11133*T-101塔顶喷淋丙烯流量FRCZ1030m3/h134T-101塔顶压力PIA1029MPa0.035～0.045≤0.045H:0.045135*T-101进料温度TI1071℃-10±2-8～-20136T-101塔顶温度TR1072a℃＜-44≤-44137*T-10110#板温度TR1072b℃＜-44≤-44138*T-10120#板温度TR1072c℃＜－43≤-43139*T-10126#板温度TR1072d℃-20±2-20±2140*T-10130#板温度TR1072e℃-20±2-20±2141*T-10134#板温度TR1072f℃-20±2-20±2142*T-10140#板温度TR1072g℃-10±2-10±2143T-101塔底温度TR1072h℃8～158～15144*T-101塔底压力PG1085MPa0.055～0.0650.055～0.065145T-101塔底液位LICZA1012％50±1050±10H：60L：40146*H-114AB蒸汽流量FIC1032Kg/h200～800200～800147T-113塔顶压力PIC1030MPa0.09±0.050.09±0.05148*T-113塔顶温度TR1073℃10～5010～50149T-113塔底温度TR1074℃65～7065～70150T-113塔底液位LICZ1013％50±1050±10151*T-113供给流量FI1033m3/h0～200～20152*T-113出料流量FI1034m3/h0～200～20153*H-163蒸汽流量FIC1032Kg/h200～1600200～1600154*H-117出口粗氯丙烯温度TG1051℃＜40＜40155A-RF-1吸入冷媒气体压力PG117-1MPa0.08～0.450.04～0.45LL：-6.7PAZ118-1kPa＞-6.7＞-6.7156157A-RF-1出口冷媒气体压力PG117-2MPa0.05～0.600.05～0.60HH：1.3PAZ118-2＜1.3＜1.3158A-RF-1吸入冷媒气体温度TG116-1℃-30～-20-30～-10159A-RF-1出口冷媒气体温度TG116-2℃35～7035～70160161162A-RF-1给油压差(油泵出口压力－出口冷媒气体压力)PG117-3MPa0.1～0.40.1～0.4L：0.10LL：0.05PdA118-4MPa＞0.1＞0.1PdAZ118-3MPa＞0.05＞0.05163164A-RF-1给油温度TG116-3℃30～5020～50HH：50TAZ111-25050165*V-1081温度保护TC112℃30～3630～36166167A-RF-2吸入冷媒气体压力PG117-6MPa0.08～0.600.05～0.60LL：-6.7PAZ119-1kPa＞-6.7＞-6.7168169A-RF-2出口冷媒气体压力PG117-7MPa0.9～1.70.9～1.7HH：1.9PAZ119-2＜1.9＜1.9170A-RF-2吸入冷媒气体温度TG116-4℃20～3020～30171A-RF-2出口冷媒气体温度TG116-5℃45～9045～90172173174175A-RF-2给油压差(油泵出口压力－出口冷媒气体压力)PG117-8MPa0.1～0.40.1～0.4L：0.10LL：0.05PDA119-4MPa＞0.1＞0.1PDAZ119-3MPa＞0.05＞0.05176177A-RF-2给油温度TG116-6℃30～5520～55HH：55TAZ1145555178*V-1083温度保护TC115℃30～3630～36179*V-1082温度保护TC113℃20～2520～25180*V-1084温度保护TC116℃20～2520～25181*T-102A气体流量FI1025m3/h4000～80004000～8000182T-102A回流量FG1005m3/h17.220±2183*T-102A喷淋盐酸量FICA1023m3/h5.231.31～5.75184*T-102A塔底出料温度TI1069℃≤60≤60185T-102A塔釜温度TI1069℃≤60≤60186*T-102B气体流量FI1026m3/h4000～80004000～8000187T-102B回流量FG1006m3/h17.220±2188*T-102B喷淋盐酸量FICA1024m3/h5.231.31～5.75189*T-102B塔底出料温度TI1074℃≤60≤60190T-102B塔釜温度TI1074℃≤60≤60191*V-121液位LICA1009％50±550±5H：55L：45192*V-127液位LIC1009C％50±1050±10193H-121A出口盐酸温度TI10673636194H-121B出口盐酸温度TI10683636195H-121C出口盐酸温度TI20683636196T-106塔顶压力PI1027MPa0.015～0.0250.015～0.025197*T-106塔底压力PG1077MPa0.0250.025198*T-106下部循环量FI1027m3/h80±580±5L：75FA1027＞75＞75199*T-106中部循环量FI1028m3/h80±580±5L：75FA1028＞75＞75200*T-106上部循环量FIA1029m3/h80±580±5L：75201*T-106加碱流量FI