丙烯装置操作规程.docx
- 文档编号:10880443
- 上传时间:2023-05-28
- 格式:DOCX
- 页数:80
- 大小:63.72KB
丙烯装置操作规程.docx
《丙烯装置操作规程.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《丙烯装置操作规程.docx(80页珍藏版)》请在冰点文库上搜索。
丙烯装置操作规程
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
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
1
T101
预碱洗塔
ф1400×10254×14
12.7
2
T102
氧化塔
ф1400×10400×14
12.7
3
V100A
卸碱罐
2500×1500×800×6
3
4
V100B/C
碱液罐
Φ2800×5000×8
37.5
5
V101
脱硫液化气缓冲罐
Φ2600×7420×18
30
6
V102
液化气碱液分离罐
ф2000×9108×14
27.62
7
V103
液化气水洗沉降器
Φ2000×8108×14
25
8
V104
二硫化物分离罐
Φ1600×5404×10/12
13.6
9
V105
催化剂碱液配制罐
Φ1200×4700×8/10
5.2
10
V106
碱渣罐
Φ1400×3800×8/10
5.4
10
V107
软化水罐
Φ1200×4400×10
5.4
2、换热器
序号
设备号
设备名称
规格型号
1
E101
碱液加热器
BES500-4.0-30-3/19-4
2
L101
碱液冷却器
BES500-4.0-30-3/19-4
3、机泵
序号
设备号
设备名称
规格型号
台数
1
P100
卸碱泵
80FB-15
1
2
P101
液化气进料泵
65AYⅡ100*2
2
3
P102
碱液泵
50AYⅢ80*2
2
3
P102
碱液泵
50AYⅢ80*2
2
3
P102
碱液泵
50AYⅢ80*2
2
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,把管线内存水和设备内存水放净。
2、吹扫流程
①、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3→T102
→拆调节阀放空→扫完后拆清
②、T102给汽→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
③、非净化风
引入装置各用风点拆法兰放空
④、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→→V101→V102→T102→V104
→T101-----→V103→V201→P201AB拆过滤器放空
注意:
1、各塔罐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
①、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10-20分钟。
②、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。
③、检查好所有切断阀,防止互串,V102低根部阀关好。
④、放净水后可憋压至0.3-0.4Mpa。
2、收碱建立碱循环
①、开P102自V100BC向T101装碱至界位20﹪。
②、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:
③、开P103软化水泵,向T101注入软化水10%,再经补碱线向T101注入30%浓度的碱液至T101上玻璃板75%界位。
④、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3t/h左右。
流程为:
→V104→P102→V102→T102
3、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12NM3/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)
①、停进料V101空时停P101,切断进料,关进料调节阀手阀。
②、停水洗关软化水水流量调节阀手阀。
③、停净化风切断氧化风
④、停碱循环关V102界位控制阀,停P102。
2、需退料时
①、V102、V104、T102、T101内碱液退至V106,退出装置。
②、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
①、停T101进料。
②、停水洗。
③、停净化风。
④、停碱循环,注意关好V102至P102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?
①、剂烃比的变化通过调节催化剂碱液循环量
②、处理量的变化稳定进料量,提降量时要慢
③、碱注液浓度变化一般在6﹪-30﹪。
④、催化剂碱液中Cat含量可根据产品质量酌量添加
⑤、碱液位变化不能过低,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?
①、T101脱硫后带H2S时,T101需换碱。
②、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?
①、氧化风量一般控制在12NM3/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。
②、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?
①、进料量大幅度波动。
②、处理量过大超负荷。
③、碱液循环量过大。
④、系统压力大幅度波动。
⑤、T101液位过高。
⑥、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?
①、剂烃比的变化。
②、通风量的变化。
③、原料含硫醇量的变化。
④、原料处理量的变化。
⑤、碱液浓度的变化。
⑥、催化剂碱液的活性。
⑦、碱液位的变化。
7、V102液位过高或过低操作有何影响?
①、V102液位过高,则塔顶易带碱。
②、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?
T101压力高,有利于脱硫醇,但处理量降低,设备投入大。
T101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?
剂烃比大,脱硫醇效果好,但过大,烃易带碱,并增大了T102的负荷,使催化剂碱液活性下降,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?
①、再生温度。
②、碱液循环量。
③、通风量。
④、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?
温度的变化对操作有何影响?
①、加热蒸汽压力及量的大小。
②、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。
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T101顶至V101间的压降。
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,易造成碱液乳化。
16、影响T101顶压力的因素有哪些?
①、处理量的变化
②、原料温度的变化
③、原料组成的变化
④、R101顶压力的变化
⑤、水洗量的变化
⑥、R102界位控阀失灵
⑦、仪表显示失灵
17、影响T102压力的因素有哪些?
①、通风量的变化
②、尾气调节阀失灵
③、R102分离柱液位的变化
④、液位气串入T103系统
⑤、碱液温度的变化
18、换碱条件是什么?
①、剂烃比通风量均达上限
②、碱液浓度﹤5﹪
③、催化剂碱液活性﹤80﹪
④、精制烃硫醇含量≥15ppm(或40mg/m3)
19、换碱操作
①、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6-16﹪,催化剂含量为100-200ppm的碱液
C、改好退碱及收碱流程
②、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
③、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
①、局部停电,联系电工送电,据情调整
②、全面停电,则按紧急停工处理
2、停水
①、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
②、停循环水对本岗位影响不大
3、停风
①、停氧化风,碱液不能再生,需紧急停工
②、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
10万吨/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、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%
0.73
5.53
36.83
17.13
3.91
19.93
9.82
6.10
0.02
35.2
0.0
备注
总硫、H2S单位是mg/m3
2.物料平衡
序号
物料名称
收率
wt%
数量
备注
Kg/h
104t/a
(一)原料
1
液化气
100
12500
10.0
合计
100
12500
10.0
(二)产品
1
C2
0.85
106.25
0.083
2
精丙烯
34.99
4373.75
3.5
3
C3、C4
64.16
8020
6.417
合计
100
12500
10.0
3.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/t
0.2
T/h
2.5
MJ/t
7.54
1.51
2.循环水
t/t
105
T/h
1316.67
MJ/t
4.19
440
3.软化水
t/t
0.01
T/h
0.133
MJ/t
4.电
Kwh/t
50.0
Kwh/h
625
MJ/kwh
12.56
628
5.蒸汽
T/t
1.5
T/h
18.833
MJ/t
3181.97
4773
6.净化空气
m3/t
8.0
nm3/h
100.0
MJ/m3
1.67
13.36
7.非净化空气
m3/t
1.0
nm3/h
12.5
MJ/m3
1.26
1.26
合计
5857.0
4.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-2102
℃
50±10
Ⅱ
T-201塔底温度
TI-2105
℃
105±5
Ⅱ
T-202进料温度
TI2110
℃
40±5
Ⅱ
T-202塔底温度
TI2112
℃
65±5
Ⅱ
T-203A塔底温度
TI2117A
℃
55±10
Ⅱ
T-201塔顶压力
PIC2101
MPa
1.75±0.15
Ⅱ
T-202塔顶压力
PIC2102
MPa
2.20~2.65
Ⅱ
T-203B塔顶压力
PIC2103
MPa
1.75±0.15
Ⅱ
T-201进料流量
FIC2102A
L/h
18000士6000
Ⅱ
T-201塔底出料流量
FIC2105
L/h
10000士3000
Ⅱ
T-202进料流量
FIC2106B
L/h
9000士4000
Ⅱ
T-201塔顶回流量
FIC2104B
L/h
20000士5000
Ⅱ
E-202重沸器加热蒸汽流量
FIC2103
kg/h
2000士600
Ⅱ
T-202塔底出料流量
FIC2108
L/h
9000士4000
Ⅱ
T-202塔顶回流量
FIC2109B
L/h
8000士2000
Ⅱ
T-203A塔底出料流量
FIC2112
L/h
2000士500
Ⅱ
T-203B塔底出料流量
FIC2116
M3/h
65士20
Ⅱ
T-203B塔顶回流量
FIC2114
T/h
65士20
Ⅱ
精丙烯出装置流量
FIC2115
M3/h
3士1.5
Ⅱ
E-203加热热水流量
FIC2107A
T/h
25士10
Ⅱ
E-204重沸器加热热水流量
FIC2118
T/h
150士50
Ⅱ
V-201液位
LI2101
%
50士30
Ⅱ
T-201塔底液位
LI2102
%
50士30
Ⅱ
V-202回流罐液位
LI2104
%
50士30
Ⅱ
T-202塔底液位
LI2105
%
50士30
Ⅱ
V-203回流罐液位
LI2106
%
50士30
Ⅱ
T-203A塔底液位
LI2107
%
50士30
Ⅱ
T-203B塔底液位
LI2108
%
50士30
Ⅱ
V-204回流罐液位
LI2109
%
50士30
Ⅱ
5.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/8h
T-201进料流量阀组
2
T-201顶气体
组成
1次/4h
T-201顶回流阀组
3
T-201底出料
组成
1次/4h
T-201底出料流量阀组
4
T-202顶气体
组成
1次/4h
T-202顶回流阀组
5
T-202底出料
组成
1次/4h
T-202底出料流量阀组
6
T-203B顶气体
组成
1次/4h
T-203B顶回流阀组
7
T-203A底出料
组成
1次/4h
T-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±0.15Mpa
T201顶温45±5℃
T201底温106±5℃
T201进料温度50±10℃
T202顶压2.40~2.65Mpa
T202顶温40±5
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 丙烯 装置 操作规程
![提示](https://static.bingdoc.com/images/bang_tan.gif)