气体分馏装置的设计

⑴ 气体分馏装置环境差吗

气体分馏装置一般周围的环境还都是比较清洁的，没有特别的污染进行排放。
特别是，如果是对于空气的分离装备而言，通常来说是比较安全的。

⑵ 杨春明的获奖情况

1、2001年，吉林市引入四平地区天然气长输管道工程 省（部）级，设计二等奖，第一名
2、2001年，大庆油田化学助剂厂改扩建、润滑油工程储运系统配套工程 省(部)级，设计二等奖，第一名
3、2002年，大庆油田精细化工厂轻烃分馏装置扩建工程 省（部）级，设计三等奖，第一名
4、2002年，大庆油田化学助剂厂二次加工180/万吨ARGG工程储运和系统配套工程 省(部)级，设计一等奖，第三名
5、2002年，孟加拉国A-H天然气输气管道工程 省（部）级，设计一等奖，第二名
6、2003年，喇二注气站扩建工程 省（部）级，设计一等奖，第一名
7、2003年，大庆油田化学助剂厂60万吨/年气体分馏装置 省（部）级，设计一等奖，第二名
8、2003年， 天然气储气库地面配套优化技术研究 省（部）级，科技进步二等奖，第六名
9、2004年，杏树岗油田天然气综合利用技术改造工程 省(部)级，设计二等奖，第一名
10、2004年，北压浅冷装置改造及系统工程 省(部)级，设计二等奖，第一名
11、2004年，超高分子量聚丙烯酰胺工程 省(部)级，设计一等奖，第一名

⑶ 影响塔板效率的因素有哪些

塔板效率是理论塔板数与实际塔板数之比。其影响因素有：

1、气相与液相中物质交换速度的快慢；

2、塔板上气液的混合程度；

3、蒸汽夹带液体雾滴进入上层塔板的多少；

4、塔板的设计和布置；

5、操作条件；

6、处理物料的物理性能。

随着催化裂化装置工艺技术的进步、原料多样化和多产液态烃等新工艺的不断推广应用，液态烃产量不断增加，特别是作为气体分馏装置经济效益核心的丙烯产量更是呈现出大幅上升的趋势。

气体分馏装置中丙烯精馏塔的实际塔板数较多，回流比较大，对塔板进行较为深入地分析研究，确定合理的设计参数，对节省工程投资和提高经济效益具有非常重要的意义。

(3)气体分馏装置的设计扩展阅读：

精馏塔在实际运行中，由于气液相传质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，所以在确定实际塔板数量时，应考虑塔板效率。系统物性、流体力学、操作条件和塔板结构参数等都对塔板效率有影响，塔板效率还不能精确地预测。

丙烯精馏塔板效率经验关系曲线和实际运行结果均可达到95%，文献报道的数据甚至高达100%以上。从物系分析来看，丙烯精馏操作压力高，意味着操作温度高，液相粘度和相对挥发度均较小，均对提高塔板效率有利。

随着装置规模日趋大型化，精馏塔直径随之增大，塔内液流长度增加，减少了液流的轴向返混，增加了液体与汽体的接触传质时间，也对提高塔板效率有利。

⑷ 气体分馏装置，在化工英语中怎么翻译

我给你帮忙问专业人士了、正解： Gas fractionation device

⑸ 管道设计根据什么条件

1.工程概况及编制说明 1.1联合脱硫装置是与催化裂化装置相配套，对催化裂化装置生产的稳定汽油、干气及液化石油气进行脱硫精制，精制后的汽油满足产品质量的要求；液化气满足下游气体分馏装置进料的质量要求；干气进入工厂燃料气管网，满足环保要求。 该装置由汽油脱硫醇、干气及液化石油气脱硫、液化气脱硫醇三部分组成。整个装置占地 。 1.2本装置与重油裂化装置、MTBE装置、常减压蒸馏装置及气体分馏装置共同组建第一联合装置。本装置西侧为催化裂化装置，东侧为气体分馏装置，北侧为系统管网。本装置工艺管线安装工程共分为3个区（见表1）。该装置工艺管道材料等级共有11个，分别是2A1、2A2、2B3、2B5、3B2、3B9、2C1、2C3、3C3、SP1、SP2（见表2：管道材料等级表）。该装置工艺管道材质共有4种： 20#钢、Q235B+Zn、Q235B、0Cr18Ni9。主装置管道系统压力试验为洁净水压强度试验，水压强度试验压力依照设计给出的试验压力执行，不锈钢管线试压用除盐水Cl离子含量不超过25mg/L。
1.3对于管道等级号为2C3、3C3的管道需要焊后热处理消除应力。热处理完毕后方可进行管道试压。
2编制及施工依据 2.1《石油化工有毒、可燃介质管道工程施工及验收规范》SH3501-2002； 2.2《工业金属管道工程施工及验收规范》GB50235—97； 2.3《现场设备、工业管道焊接工程施工及验收规范》GB50236-98； 2.4《压力管道安全管理与监察规定》。

⑹ 陕西延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂怎么样

简介： 陕西延长石油（集团）有限责任公司延安石油化工厂筹建于2007年，2009年建成投产，隶属于陕西延长石油集团炼化公司，是延长石油集团炼化板块的核心企业之一，也是陕西延长石油（集团）有限责任公司重组后建成投用的首个大型石油化工厂。
该厂总占地面积73.84公顷，总投资67亿元，主要生产装置有240万吨/年柴油精制装置、180万吨/年汽油精制装置、140万吨/年柴油加氢装置、120万吨/年连续重整装置、60万吨/年气体分馏装置、20万吨/年聚丙烯装置、20万吨/年苯抽提装置、12万吨/年MTBE装置。生产产品有：92#、95#车用汽油调和组分，-20#、-10#、0#、5#柴油调和组分，聚丙烯树脂，液化石油气，工业硫磺，石油苯，工业甲基叔丁基醚（MTBE）等。
现有生产车间和辅助生产车间（单位）10个，职能部门4个，机关后勤部门14个，职工1200余名，大专以上学历占87%，平均年龄29岁。
该厂先后荣获全国石油和化学工业新闻宣传先进单位、全国模范职工之家、全国设备管理优秀单位、陕西省五一劳动奖状、陕西省厂务公开职代会五星级单位、陕西省特种设备使用管理先进单位、陕西省危险废物规范化管理示范单位、陕西省职工书屋示范点建设先进单位、延安市文明标兵单位、延安市安全生产先进集体等几十项中省市县荣誉称号。
建厂以来，延安石油化工厂按照现代化、精细化、常态化的管理要求，企业发展保持了又好又快的发展势头。前进中的延安石油化工厂将在陕西延长石油（集团）有限责任公司和炼化公司的正确领导下，在延安市委、市政府及社会各界的大力支持下，将全面落实党的十八大精神，用科技强企、求真务实的发展思路，为“三个陕西”建设，为延安老区的经济繁荣，为把延长石油建设成为令人尊敬的创新型国际能源化工公司做出新的更大的贡献。
法定代表人：杨开研
成立时间：2009-03-09
工商注册号：612600200001878
企业类型：其他有限责任公司分公司
公司地址：陕西省延安市洛川县交口镇杨庄河

⑺ 怎样进行气体分馏装置的安全管理

气体分馏装置是对催化裂化装置生产的液化气进一步分离和精制的过程。该装置的生产原料和产品均为甲类火灾危险性物质，爆炸极限大都保持在1％~16％(体积)之间，因此极易与空气混合形成爆炸性的可燃气体，遇明火易发生爆炸事故。又由于该装置是带压操作，如发生泄漏，可燃物质会迅速扩散、挥发，形成大范围的爆炸区域，将可能严重威胁人员的生命安全、造成设备的损坏、巨大的经济损失和对环境的污染。国内曾发生过气体分馏装置因管线泄漏引发的重大爆炸火灾伤亡事故，该事故摧毁了气体分馏装置，并使催化裂化装置部分受损，数十人伤亡，造成了相当严重的后果。

气体分馏装置的原料和产品为微毒和低毒物质，一般来说低浓度对人员造成的影响有限，但高浓度或长时间在这种环境中工作，则将对人体产生不良影响，特别是当机泵端面密封发生故障时，物料突然大量泄漏或造成管线破裂泄漏，现场的操作人员在此条件下作业时将会发生窒息中毒事故。另外，设备管线泄漏还会导致温度急剧降低，产生冰霜，易造成人员发生的冻伤事故。

开、停工时的危险因素及其安全预防管理措施

开工

装置开工按以下主要步骤进行：开工前的设备检查→贯通吹扫流程→气密试压→拆盲板→赶空气→装置开工。

装置开车顺序：装碱液、催化剂→引液化气→升温升压→建立回流→调整操作。

在开工过程中容易发生的危险因素主要有机泵密封泄漏、冷换设备密封泄漏、发生爆炸碱液外泄伤人。其危险因素有：设备安装及配件不符合要求、试压不到位、工艺流程错误，设备内有空气、机泵密封泄漏、设备内有水、引蒸汽时管线内带水。

(1)设备安装及配件不符合要求。

①发生原因：新建成装置，检修后装置。

②产生后果：造成设备损坏或大量瓦斯外泄。

③预防措施：按规程严格检查，每项必须符合安全规范。

(2)试压不到位。

①发生原因：气密压力低，检查不到位。

②产生后果：设备破裂及静密封漏引发严重事故，影响开工进度。

③预防措施：严格执行气密方案，发现问题及时处理。

(3)工艺流程错误，设备内有空气。

①发生原因：未按要求检查、未作氧含量分析。

②产生后果：憋压引起设备泄漏及损坏，有空气会引发爆炸着火事故。

③预防措施：严格执行阀门三级复查制，引物料前必须作氧含量分析，不合格不得进料。

(4)机泵密封泄漏。

①发生原因：泵长时间抽空，密封弹簧被卡，物料含水。

②产生后果：瓦斯泄漏，遇明火发生爆炸着火事故。

③预防措施：平稳操作，切换备用泵，查找泄漏原因立即处理。

(5)设备内有水。

①发生原因：设备未排净存水、原料带水。

②产生后果：管线结冰、堵塞，机泵密封损坏。

③预防措施：及时切除管线存水，原料未切水不得进料。

(6)引蒸汽时管线内带水。

①发生原因：排水不及时、引汽太快。

②产生后果：水击、损坏设备伤人，管线振裂。

③预防措施：缓慢引蒸汽并排净管线内存水。

注：发生液化气外泄时应立即采取果断措施：切断物料来源，报火警，保护现场，报安全部门，现场戒严，防止人员、车辆进入，机动车辆熄火。

停工

装置停工的主要步骤为：降进料量→切断进料→退物料→退催化剂、碱液→设备、管线吹扫→设备水洗。

在停工过程中，容易产生的危险因素主要是：过快的降温速度可能造成设备冻裂，硫化物自燃损坏设备。停工过程危险因素有：解密封泄漏，冻坏设备、蒸汽吹扫时吹翻塔盘、设备、管线内存留瓦斯、硫化物自燃，烧坏设备、液化气进入污水系统、卸催化剂时人员中毒。

(1)解密封泄漏，冻坏设备。

①发生原因：停工过程中降温过快。

②产生后果：液化气汽化冻坏设备、管线堵塞影响停工进度，温度变化大冷换设备法兰泄漏。

③防范管理措施：严格执行停工方案，按预定停工降温曲线降温，及时巡检有无冰冻现象，有发生冻结及时处理并调整操作。

(2)蒸汽吹扫时吹翻塔盘。

①发生原因：蒸汽量过大。

②产生后果：塔盘吹掉。

③防范管理措施：调整吹汽量。

(3)设备、管线内存留瓦斯。

①发生原因：吹扫时间不够，管线有瓦斯。

②产生后果：形成爆炸气体，遇明火发生燃烧爆炸。

③防范管理措施：检查管线不留盲肠、死角，所有排空见。

(4)硫化物自燃，烧坏设备。

①发生原因：干硫化物与空气接触后自燃。

②产生后果：烧坏塔盘及附件。

③防范管理措施：水洗时间要到位，设备打开后及时清扫硫化物，并将其掩埋处理。

(5)液化气进入污水系统。

①发生原因：残留液化气排入污水系统。

②产生后果：液化气进入污水系统极不易处理，一般全厂污水系统相通，一旦遇明火即引起大范围燃烧爆炸事故。

③防范管理措施：所有瓦斯排入瓦斯系统，残留液加热后全部排入瓦斯系统，不得排入汗水系统，下水井全部封堵。

(6)卸催化剂时人员中毒。

①发生原因：缺氧、硫化物中毒、砷中毒。

②产生后果：人员伤亡。

③防范管理措施：卸掉残压，用氮气置换，进入设备作氧含量分析，不合格不得入内，进入时必须佩戴防毒面具。

正常生产过程中危险因素及其安全预防管理措施

正常生产过程中的危险因素有：碱液接触皮肤及进入眼睛、碱液及液化气窜入非净化风系统、瓦斯窜入水洗系统、超温超压损坏设备、液位过低引发事故、系统内含水造成事故、换热器内漏造成重大事故、严重雾沫夹带、设备超压引起设备损坏、冷凝冷却器内漏。

(1)碱液接触皮肤及进入眼睛。

①发生原因：静密封点泄漏、机泵密封、管线破损。

②产生后果：灼伤皮肤、灼伤眼睛。

③防范管理措施：

第一，进入脱硫醇装置佩戴好劳动保护用具、胶皮手套和防护器具等。

第二，加强设备检查维修，防止跑、冒、滴、漏。

(2)碱液及液化气窜入非净化风系统。

①发生原因：操作波动调节不及时。

②产生后果：碱液进入非净化风系统引起腐蚀，液化气进入非净化风系统易引起爆炸。

③防范管理措施：

第一，在非净化风与碱液系统间加单向阀或差压截止阀，防止倒窜。

第二，严格工艺指标，保证非净化风压力高于碱液压力，发现问题及时处理。

(3)瓦斯窜入水洗系统。

①发生原因：水泵抽空或停运，水洗罐超压。

②产生后果：窜入生活水系统易造成人员窒息、遇明火发生爆炸，窜入软件水系统遇高温及明火易发生爆炸。

③防范管理措施：

第一，加强巡检，泵发生问题及时切换，及时排出窜入水系统的瓦斯。

第二，通知相关单位防范，预防次生事故发生，严格工艺纪律，控制工艺条件在指标之内。

(4)超温超压损坏设备。

①发生原因：操作大幅度波动。

②产生后果：造成冷换设备法兰泄漏，极易发生爆炸。

③防范管理措施：严格按工艺指标操作，避免大幅度操作引起波动，必要时可立即切断热源，将压力卸入瓦斯管网确保安全。

(5)液位过低引发事故。

①发生原因：假液位、操作波动。

②产生后果：再沸器干锅造成泄漏，回流中断或小造成冲塔，引发事故。

③防范管理措施：控制平稳操作，防止再沸器温度急剧变化，控制好回流罐液位，确保正常回流量。发现仪表问题及时联系处理。

(6)系统内含水造成事故。

①发生原因：原料含水容器切水不及时，物料输送时续时断。

②产生后果：切水不及时易造成设备冻坏，泵入口结冰造成泵抽空及发生密封泄漏，管线结冰无法输送物料。

③防范管理措施：原料带水立即换罐切水，各容器、塔底加强脱水，尤其是冬季物料输送必须保证流量稳定，间断输送极易造成管线冻结。

(7)换热器内漏造成重大事故。

①发生原因：换热器内漏。

②产生后果：瓦斯进入凝结水系统，随水进入其他单位引发次生事故。

③防范管理措施：

第一，定期检查凝结水系统，发现异常及时处理、凝结水系统高点排空定期检测。

第二，对内漏设备及时切换修复。

(8)严重雾沫夹带。

①发生原因：塔内上升蒸汽量高形成夹带现象。

②产生后果：塔内压力升高、塔顶温度升高、冷却效果下降，有时会造成冷却器超负荷而瓦斯泄漏。

③防范管理措施：降低塔底温度，保证回流比，适当进行操作调整，必要时可切断进料。

(9)设备超压引起设备损坏。

①发生原因：控制阀卡死，冷却器冷却效果下降。

②产生后果：直接引起设备超压，处理不及时将损坏设备。

③防范管理措施：

第一，加强检查，核对一次、二次仪表，发现问题及时处理。

第二，对重点阀门定期校验。

第三，加强冷却器的检查保证冷却效果，发现问题及时修复。

(10)冷凝冷却器内漏。

①发生原因：管束腐蚀造成内漏、压力波动内浮头泄漏。

②产生后果：瓦斯随管线进入循环水场或进入新鲜水管线，遇明火引起爆炸。

③防范管理措施：加强水线检查，察看有无瓦斯泄漏，发现泄漏立即将冷却器切除，联系修理。

注：在正常生产过程中遇有静密封点泄漏或机泵密封泄漏无法有效控制时，应按紧急事故预案进行果断处理，避免事故扩大化，以减少不必要的损失。

装置易发生的事故及其处理

气体分馏装置易发生的事故有：管线及设备泄漏、生产使用的原料是浓碱，当机泵密封泄漏，静密封点泄漏时、DCS死机、机泵密封泄漏、泵抽空或不上量。

(1)管线及设备泄漏。

①产生后果：

第一，设备长期运行，磨损严重造成泄漏。

第二，静密封点长期使用造成跑、冒、滴、漏。

第三，设备使用中超温超压，操作波动造成泄漏。

②防范管理措施：

第一，立即切断物料来源，用水掩护，向瓦斯系统泄压。

第二，截断交通禁止明火，消防车现场保护，操作人员戴好防护用品，避免中毒及冻伤。

(2)生产使用的原料是浓碱，当机泵密封泄漏，静密封点泄漏时。

①产生后果：碱液溅到皮肤及眼睛内。

②防范管理措施：立即用清水冲洗喷溅部位，眼睛应用流动清水或用生理盐水至少冲洗15分钟，然后就医。

(3)DCS死机。

①产生后果：自动系统出现问题，造成DCS死机。

②防范管理措施：切断物料，关掉各塔底温度阀门，停掉回流泵保证系统为正压，关闭出装置阀门，联系维修人员处理。

(4)机泵密封泄漏。

①产生后果：

第一，长时间运行，静环磨损。

第二，长时间抽空。

第三，冷却水量小。

②防范管理措施：

第一，切换备用泵，联系维修处理。

第二，调节冷却水。

(5)泵抽空或不上量。

①产生后果：

第一，泵启动时未充满液体。

第二，泵体内气蚀。

第三，泵体内存水。

②防范管理措施：

第一，查看液位，保证入口吸入真空度。

第二，检查泵入口管线是否堵塞。

第三，处理泵体内气体重新启泵。

第四，及时切水。