气分工艺流程
一、装置简介
气体分馏装置设计处理液化气能力为15×104 吨/年。液化气经气体分馏装置处理后，可提 供大于99.0%（mol%）的丙烯、高纯度的丙 烷及混合碳四等产品。
2006 年大修期间，对装置进行了全面节能改 造，本次改造中E202、E203/1.2由原来使用蒸 汽技改为使用三催化热水，大大节约了本装置 能耗。同时还增设了固体脱硫塔（C205），脱 除重组分中的H2S及元素硫，以解决混合碳四 腐蚀不合格的问题。
2011年大修期间，对C-002进行更换，扩大了 胺液的再生能力（由原来不足30t/h提高到 50t/h）
二、工艺流程
1、干气脱硫部分： 由催化来的含硫干气进入干气分液罐（V-009）分出凝 液后进入干气脱硫塔（C-003/1、2）的下部，与贫液泵 （P-002/1.2）打入塔上部的浓度为25%左右的MDEA贫液 逆流接触，干气中的H2S、CO2等被胺液吸收，脱除H2S、 CO2的净化干气通过旋液分离器进行气液分离，分离后 的胺液并入富液线，净化干气经过旋风分离器进行气液 分离后，进入净化干气沉降罐（V-010/1、2）进一步进 行气液分离（使用C-003/1时，净化干气直接进入净化 干气沉降罐V-010/1），分液后的净化干气自压出装置。 塔底富液自压与液化气脱硫产生的富液汇合，去贫液再 生系统再生后循环使用。干气分液罐（V-009）底的凝 缩油自压去催化装置或去污油罐区。
二、工艺流程
二、工艺流程
4 、MDEA溶液再生部分 ：由干气脱硫抽提塔（C003/1、2）、液化气脱硫抽提塔（C-001）下部自压流 出的富液汇合首先进入贫富液换热器（E-001/1-4）与 贫液换热,富液温度换热至95℃后进入富液闪蒸罐（V002）闪蒸出富液中所含的少量干气、液化气、硫化氢 组分，罐顶馏出的少量干气、液化气、硫化氢组份自 压去低压瓦斯系统，富液从罐底流出进入再生塔（C002）第四层塔盘，经再生塔底重沸器（E-004）加热 至121℃左右，富液中所含的H2S和CO2等成份被解吸出 来，与水蒸汽一起经再生塔顶冷凝冷却器（E-003/1.2） 冷凝至40℃后进入酸性气分液罐（V-003），
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：经脱硫、脱硫醇后的液化气自脱 硫醇部分或自液化气球罐罐区进入V-201，用丙烷塔进 料泵（P-201/1.2）抽出经原料-重组分换热器（E-204） 与从丙烷塔底出来的碳四组分换热，再经原料加热器 （E-205）与蒸汽换热至65℃左右后进入丙烷塔（C201）（第29或31、35层塔板），在丙烷塔内进行分 离。液化气中≥C4馏分流入塔底。塔底抽出液先去原 料-重组分换热器（E-204）与进料液化气换热后，经 重组分外送冷却器（E-209）冷却至40℃以下去C-205 固定床脱硫后送至混合碳四储罐。
三、工艺原理
（3）脱硫醇基本原理
经过两级脱硫化氢后的液化气所含硫主要以硫
醇性硫的形式存留在液化气中，用含有催化剂 （磺化钛菁钴 100～300 ppm）的碱液（6～ 20%NaOH 溶液）将液化气中硫醇抽提出来， 其化学方程式为：
催化剂
NaOH + RSH
RSNa + H2O
三、工艺原理
（3）脱硫醇基本原理：经过抽提后的碱液含有 硫醇钠盐，进入氧化塔进行氧化再生。氧分子 与催化剂（磺化钛菁钴）形成不稳定的活化络 合物，活化络合物与硫醇钠水解生成的硫醇阴 离子 RSˉ反应生成自由基 RS·，自由基 RS·很 快二聚成稳定的二硫化物。氧化后的硫醇钠将 转变为二硫化物，碱液由此得以再生，循环使 用，其转变的化学方程式为：
东明恒昌化工有限公司
15万吨/年气体分馏装置 工艺技术简介 2011年5月
气体分馏装置全貌
一、装置简介
15万吨/年气体分馏装置是由干气、液化石油 气脱硫，液化气脱硫醇及气体分馏系统三部分 组成。
干气脱硫是脱除催化干气中的硫化氢； 液化气脱硫及脱硫醇是脱除液化气中的无机硫
(主要是硫化氢)和有机硫（主要是硫醇），使 精制后液化气中的总硫含量及铜片腐蚀合格； 气体分馏是以脱硫醇后的液化气为原料，经过 三塔精馏分离成丙烷、丙烯和重组分。
二、工艺流程
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：进入脱乙烷塔C-202（进 料口在15、17、19层塔盘）的馏分在塔内进行 分离，塔顶馏出的C2及C3馏分经脱乙烷塔顶冷 凝器（E-207/1.2）冷至40左右，进入脱乙烷 塔回流罐（V-203抽出全部作脱乙烷塔 的回流，罐内不凝气排入高压瓦斯系统。塔底 釜液一部分经塔底重沸器（E-202）用蒸汽加 热至68℃左右，根据热虹吸式原理返回塔内， 另一部分经自压去粗丙烯塔C-203。
二、工艺流程
4 、MDEA溶液再生部分 ：分离出酸性气中所携带的部 分溶剂和水份，罐底流出的酸性水用酸性水回流泵 P003/1.2送至再生塔顶作冷回流，含H2S和CO2的酸性 气体从分液罐顶分出送出装置，至火炬或去硫磺回收 装置，自再生塔（C-002）底解吸出H2S和CO2的贫液自 压去贫富液换热器（E-001/1-4）脱除部分余热后进入 贫液冷却器（E-002/1.2）冷却至40℃后送回溶剂缓冲 罐（V-004），由溶剂循环泵（P-002/1. 2)打回干气 脱硫抽提塔、液化气脱硫抽提塔顶循环使用，部分贫 液经过过滤器（SR-001、SR-002、 SR-003）过滤后返 回溶剂循环泵（P-002/1.2）入口循环使用 。
一、装置简介
2008 年大修期间，对干气脱硫系统进行了扩 能改造，新增一台干气脱硫塔，干气脱硫能力 由原始设计的3万吨/年扩大到6.4万吨/年，同 时还对胺液再生塔进行了扩能改造，增大了塔 盘的开孔率，有效提高了胺液的再生效果。
2010年大修期间，E201、E202技改为并联使 用汽油加氢热水。
2R2NH+CO2+H2O←→（（R2NH2）2CO3 碳 酸胺盐 （R2NH2）2CO3 +CO2+H2O←→ （2R2NH 2HCO3
上述反应是可逆反应，低温（＜45℃）时向右 进行，高温（＞120℃）时向左进行。
三、工艺原理
（2）预碱洗脱硫化氢基本原理 ：经过 MDEA 溶液脱硫化氢后的液化气中仍含 有部分硫化氢，硫化氢用 4～20%NaOH 溶液进行中和，其化学反应式为： 2NaOH + H2S→ Na2S + H2O 此反应属于强碱与弱酸的酸碱中和反应， 生成的可溶性盐和水，是不可逆反应。
三、工艺原理
其精馏过程需有以下几点基本条件： a.被分离的物质的相对挥发度不等于1。 b.汽、液两相必须同时存在并相互逆流
接触。 c.相互接触的两相有不平衡性，即具有温
度差和浓度差。 d.具有一定数量的塔盘。
二、工艺流程
二、工艺流程
3 、液化气脱硫醇部分：经脱硫后的净化液化气经液化气——碱 液混合器（M-101）与浓度为10%左右的碱液充分混合后进入液 化气预碱洗罐（V-101），除去液化气中微量的H2S组份，从罐底 流出的碱液进入液化气——碱液混合器循环使用，碱渣自压送出 装置，浓度为10%的新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P-101/1） 间断补充；经预碱洗后的液化气自（V-101）顶出来，进入液化 气脱硫醇抽提塔（C-101）的下部，用溶解有磺化酞菁钴催化剂 的碱液进行液——液抽提，脱除硫醇的液化气从塔顶出来经水洗 混合器（M-102）与凝结水冷凝水或者新鲜水充分混合后进入水 洗沉降罐（V-102），洗去液化气中携带的碱滴，然后自压进入 液化气砂滤塔（C-102）下部，进一步分离出碱滴、水分，分离 净化后的液化气自压送至分馏系统或液化气罐区。C101底部出来 的碱液自压去氧化塔氧化再生循环利用。
二、工艺流程
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：丙烯塔为双塔串联操作，粗丙烯塔C203（进 料口在36、40、44层塔盘）顶部气相进入精丙烯塔（C-204）底 部。精丙烯塔顶部出来的气相经精内烯塔顶空冷器（EC-202/1-4） 和精丙烯塔顶冷却器（E-208/1.2）冷却至44.6℃左右进入精丙烯 塔回流罐（V-204）。经精丙烯回流泵P-206/1.2）抽出。一部分 打回精丙烯塔顶提供液相回流，另一部分经丙烯外送冷却器E211）冷却至40℃以下出装置，去聚丙烯或液化气罐区。精丙烯 塔（C204）底釜液由精丙烯塔底泵（P-205/1.2）抽出全部打入 粗丙烯塔（C-203）顶部作粗丙烯塔的回流。粗丙烯塔底釜液一 部分经塔底重沸器（E-203/1.2），热源是0.8MPa蒸汽（或者三 催热水）加热至56℃左右返回（C-203）底作为汽相。另一部分 釜液经丙烷外送冷却器（E-210）冷却至40℃以下去丙烷罐或去 重组分线与重组分混合作为民用液化气去液化气罐区。
二、工艺流程
二、工艺流程
5、 催化剂碱液再生部分：
从液化气脱硫醇抽提塔（C-101）底部抽出的含硫醇钠 的碱液经碱液加热器（E-101）加热至65℃左右后与非 净化风混合后进入氧化塔（C-103）再生，在催化剂 （磺化酞菁钴）的作用下，硫醇钠与氧气充分接触生成 二硫化物，使碱液得以再生，再生后的催化剂碱液用催 化剂碱液循环泵（P-101/1. 2)抽出打入催化剂碱液冷 却器（E-102）冷却，冷却至30-35℃后送入液化气脱 硫醇抽提塔（C-101）的上部循环使用，氧化生成的二 硫化物从二硫化物分离罐（V-103)随碱渣间断自压送出 装置，分离出的尾气自压至三催烟囱或现场放空。
二、工艺流程
6 、气体分馏部分：另一部分塔底液化气经塔 底重沸器（E-201），用蒸汽加热至105.6℃， 利用热虹吸式原理，汽液混相返回C-201以提 供分馏所需热量。从C-201顶分离出的C2、C3 和少量C4组分先经丙烷塔顶空冷器（EC-201） 和丙烷塔顶后冷却器（E-206/1.2）冷至42℃ 左右进入丙烷塔顶回流罐（V-202），一部分 经丙烷塔回流泵（P-202/1.2) 抽出作丙烷塔顶 回流。另一部分经脱乙烷塔进料泵（P-203/1.2） 抽出作脱乙烷塔（C-202）的进料。
15万吨气分操作规程
15万吨/年气体分馏装置操作规程1.1装置概况气体分馏装置设计加工能力为15万吨/年，采用四塔流程，主产品为精丙烯，副产品为丙烷和碳四混合液化气，由山东东明石化设计院设计，于2006年7月份投产。
1。
2工艺流程分馏装置工艺流程见附录《分馏装置自控流程》。
1。
3工艺流程说明经脱硫合格后的液化气进入分馏装置的原料缓冲罐V-200由原料泵P —200抽出，经原料流量调节阀FIC-201进入脱丙烷塔C—201,塔底釜液（碳四）自液位调节阀LIC-201进入换热器E—101与碱液换热后进入碳四冷却器E-204 冷却到38度以下送入碳四球罐(或送去MTBE装置深加工）。
C—201塔顶出来的C2、C3和少量的C4馏分经脱丙烷塔（C-201）顶空冷器E-201和塔顶冷凝器E—202冷凝后进入回流罐V—201经过脱丙烷塔顶回流泵P-201抽出加压后，一部分用作C-201回流，另一部分用作脱乙烷塔C-202进料。
脱乙烷塔(C-202)塔顶馏出的C2及少量的C3馏分经塔顶冷凝器E—205冷凝冷却后达到38摄氏度进入脱乙烷塔塔顶回流罐V-202内,然后用脱乙烷塔顶回流泵P—202抽出全部打回流，气相部分在压力调节阀PIC—301控制下排放到高压瓦斯管网，和C—201底C4混合外送罐区(实际已改进MTBE装置生产的C4中）。
塔底釜液经脱乙烷塔塔底液位调节阀LIC—301自压进入粗丙烯塔C—203内。
丙烯塔为双塔串联操作，C-203顶部气相物料进入C—204底部,C—204顶部气相物料经丙烯空冷器E-208/1.2。
3.4和丙烯塔顶冷凝器E—209/1。
2。
3。
4，冷凝冷却到40摄氏度后进入精丙烯回流罐V-203内，罐内压力由压力控制阀PIC-402控制，罐内丙烯液相经精丙烯回流泵P-204抽出，一部分打回流，另一部分经液位调节控制阀LIC-403出装置送入球罐，C —204塔底釜液经粗丙烯塔回流泵P—203打入C—203顶部作为塔顶回流。
气分工艺流程
二、工艺流程
二、工艺流程
5、 催化剂碱液再生部分 、 催化剂碱液再生部分： 从液化气脱硫醇抽提塔（C-101）底部抽出的含硫醇钠 的碱液经碱液加热器（E-101）加热至65℃左右后与非 净化风混合后进入氧化塔（C-103）再生，在催化剂 （磺化酞菁钴）的作用下，硫醇钠与氧气充分接触生成 二硫化物，使碱液得以再生，再生后的催化剂碱液用催 化剂碱液循环泵（P-101/1. 2)抽出打入催化剂碱液冷 却器（E-102）冷却，冷却至30-35℃后送入液化气脱 硫醇抽提塔（C-101）的上部循环使用，氧化生成的二 硫化物从二硫化物分离罐（V-103)随碱渣间断自压送出 装置，分离出的尾 气自压至三催烟囱或现场放 空。
二、工艺流程
二、工艺流程
液化气脱硫醇部分：经脱硫后的净化液化气经液化气——碱 3 、液化气脱硫醇部分 液混合器（M-101）与浓度为10%左右的碱液充分混合后进入液 化气预碱洗罐（V-101），除去液化气中微量的H2S组份，从罐底 流出的碱液进入液化气——碱液混合器循环使用，碱渣自压送出 装置，浓度为10%的新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P-101/1） 间断补充；经预碱洗后的液化气自（V-101）顶出来，进入液化 气脱硫醇抽提塔（C-101）的下部，用溶解有磺化酞菁钴催化剂 的碱液进行液——液抽提，脱除硫醇的液化气从塔顶出来经水洗 混合器（M-102）与凝结水冷凝水或者新鲜水充分混合后进入水 洗沉降罐（V-102），洗去液化气中携带的碱滴，然后自压进入 液化气砂滤塔（C-102）下部，进一步分离出碱滴、水分，分离 净化后的液化气自压送至分馏系统或液化气罐区。C101底部出来 的碱液自压去氧化塔氧化再生循环利用。
二、工艺流程
二、工艺流程
MDEA溶液再生部分 4 、 MDEA 溶液再生部分 ：由干气脱硫抽提塔（C003/1、2）、液化气脱硫抽提塔（C-001）下部自压流 出的富液汇合首先进入贫富液换热器（E-001/1-4）与 贫液换热,富液温度换热至95℃后进入富液闪蒸罐（V002）闪蒸出富液中所含的少量干气、液化气、硫化氢 组分，罐顶馏出的少量干气、液化气、硫化氢组份自 压去低压瓦斯系统，富液从罐底流出进入再生塔（C002）第四层塔盘，经再生塔底重沸器（E-004）加热 至121℃左右，富液中所含的H2S和CO2等成份被解吸出 来，与水蒸汽一起经再生塔顶冷凝冷却器（E-003/1.2） 冷凝至40℃后进入酸性气分液罐（V-003），
气体分离装置工艺流程简介-刘兴金教材
V402 V403
T
F 4
混 合 器
F 4
F 4 0 1
4 0 3
0 0 1 A 2
V 4 0 1
C4 泵
C4 外送泵
B
甲醇泵
MTBE 外送泵
汽油脱硫醇工艺原理
工艺原理：利用含有催化剂（磺化酞菁钴） 的碱液萃取汽油中硫醇的过程。以使汽油 含硫到达小于150PPM。
汽油系统工艺流程图
谢 谢！
胺脱工艺流程说明
1、含硫干气进入干气分液罐（V101A）分离出杂质及所携带的部分轻油进入干 气脱硫塔（T101A）下部，与自塔顶上部引入的温度为40℃左右的乙醇胺溶 液（贫液）逆向接触，乙醇胺吸收气体中的H2S和CO2，气体得到精制，净 化后的气体自塔顶进入净化分离罐（V102A），分离出携带的胺液后出装置 含硫液态烃进入液态烃脱硫塔（T102A）下部，与自塔顶部引入的40℃左右的乙 醇胺溶液逆向接触，乙醇胺吸收液态烃中的H2S和CO2，液态烃得到精制， 净化后的液态烃经缓冲罐（V108A）分离出携带的胺液后出装置。 自T101A、T102A底引出的乙醇胺溶液（富液）借助再生塔的压力自塔底压出， 经过富液过滤器除去杂质后与贫富液换热器（E101A）换热后进入溶剂再生 塔上部。在再生塔内与下部上来的酸性气直接接触，再生塔底重沸器（ E102A）提供热源，富液在115℃左右时，酸性气分离出来酸性气自塔顶排 出经塔顶冷却器（E103A）冷却后进入酸性气分液罐（V105A），在分离罐 分离出液体，液体再经酸性水回流泵加压送回塔内打回流，分离出的酸性气 至火炬。 自再生塔底重沸器引出的贫液经贫富液换热器（E101）与富液换热后再经贫液 冷却器（E104）冷却后返回溶剂罐（V103），经贫液泵（P101）打入吸收 塔循环使用。 新鲜乙醇胺溶液经抽空器抽入V104（乙醇胺配制罐）经P103打入V103，注入一 定量的水，即可得一定浓度的乙醇胺液。 乙醇胺溶液的浓度通常为8－15%；浓度越低，溶液的“发泡”现象越不易发生 。
最新气分操作规程
目录第一部分脱硫部分 (1)第一章脱硫岗位的工艺流程 (1)第一节工艺流程图 (1)第二节流程说明 (1)第二章脱硫岗位的开工、停工方案 (2)第一节开工方案 (2)第二节停工方案 (4)第三章脱硫岗位操作法 (5)第一节脱硫岗位正常开停工步骤 (5)第二节岗位正常操作、调节 (6)第四章事故处理 (7)第二部分气体分馏部分 (9)第一章分馏岗位的工艺流程 (9)第一节工艺控制流程图 (9)第二节流程说明 (9)第二章分馏岗位开停工方案 (10)第一节开工方案 (10)第二节停工方案 (13)第三章分馏岗位操作法 (14)第一节岗位正常开、停工步骤 (14)第二节岗位正常操作调节 (15)第四章气体分离装置的工艺条件及质量指标 (19)第五章事故处理 (20)第三部分 1万吨/年MTBE醚化操作规程 (20)第一章原理 (20)第二章工艺流程及主要设备 (22)第三章开工准备、水冲洗 (23)第四章蒸汽贯通吹扫 (24)第五章装置开工 (25)第六章岗位操作法 (26)第七章工艺操作指标 (27)第八章停工操作法 (27)第九章事故处理 (27)第十章生产安全规定 (28)第四部分液化气罐区部分 (28)第一章液化气罐区工艺控制流程 (28)第一节流程说明 (28)第二节主要容器、机泵 (28)第三节开工方案 (29)第四节停工方案 (29)第二章液化气站操作规程 (30)第一部分 脱硫部分第一章 脱硫岗位的工艺流程第一节工艺流程图去分馏 尾气 低压瓦斯第二节 流程说明1、 工艺原理液态烃中的硫醇与强碱NaOH 反应，生成硫醇钠，硫醇钠在助溶剂的作用下，被溶解到碱液中。
含有硫醇钠的碱液在催化剂和助溶剂的共同作用下，被空气中的氧气氧化，生成危害较小的二硫化物，二硫化物不容于水，从而使碱液得以再生。
HRS+NaOH NaRS+H 2ONaRS+ O 2+H 2O RSSR+ NaOH H 2S+ NaOH Na 2S+ H 2O 2、 工艺流程简述经过胺脱后的液态烃，由原料罐区来，经过原料泵进入预碱洗罐，在经过预碱洗罐中的碱液时，脱除残余的硫化氢（H 2S ）， 预碱洗罐中的界面， 由来自碱液罐的碱液补充维持稳定。
脱硫——气分——MTBE联合装置操作规程
气分——MTBE联合装置操作规程第一篇工艺流程第一章气体分离工艺流程第一节工艺流程说明一、脱丙烷系统精制后的液化气经流量表FIQ-2200进入原料缓冲罐V-201，由脱丙烷塔进抽出打压后进入碳四——原料换热器E-201/2,1（壳程）换热升温（～料泵P-201/1、250℃）后，进入脱丙烷塔T-201第31＃或27＃板上，经塔精馏分离，塔顶馏出C2、C3组分，经塔顶压控阀PT-2204进入空冷器EC-204/1,2，塔顶冷凝器EC-204/3,4，冷凝冷却后进入丙烷回流罐V-202，罐内不凝气经罐顶压控阀PT-2201放至高压瓦斯管网。
罐内冷凝液经脱乙烷塔进料泵P-203/1抽出分两路，一路打入脱丙、2烷塔顶回流控制调节塔顶温度，另一路作为脱乙烷塔T-202进料。
T-201塔底C4，一路从T-201塔底压出经塔底液控阀LT-2202进入E-201/1,2（管程）与原料换热后，进入碳四冷却器EC-203/1,2冷却后经流量计FIQ-2211去MTBE或C4罐区；一路进入T-201塔底重沸器E-202，用0.5MPa蒸汽加热至65℃后返回塔内54＃板下，为塔提供热量。
二、脱乙烷系统进入脱乙烷塔的C2、C3混合组分，经脱乙烷塔分离，塔顶C2组分经塔顶冷却EC-205/1-4冷却后进入脱乙烷塔顶回流罐V-203，顶部不凝气经压控PT-2202抽出后经流量控制阀放至高压瓦斯管网，液相经脱乙烷塔顶回流泵P-204/1、2FT-2204和液位控制阀LT-2204串级调节打入T-202塔顶作顶回流控制塔顶温度。
T-202塔底C3组分从塔底自压流出经塔底液控LT-2205和流控FT-2205串级调节送去丙烯精制塔T-203/A第44＃、48＃、52＃板上进行精馏。
三、丙烯精制系统T-203/A塔塔底丙烷一路由塔底自压流出经丙烷冷却器EC-201冷却后，再经塔底液控阀LT-2207，流量表FIQ-2213送至丙烷储罐；另一路经两级重沸器E-205/1，E-205/2并联加热，返回塔底第100＃板下，为塔提供热量。
气体分馏操作规程
气体分馏操作规程河南丰利能源公司气分车间二0一0年四月十九日目录第一章目标和范围————————3 第二章职责———————————3 第三章操作规程—————————31、概述：—————————————32、第一节：工艺流程说明——————53、第二节：岗位操作法———————94、第三节：装置开工规程——————115、第四节：装置停工规程——————216、第五节：基本质量调节——————267、第六节：基本异常情况处理————298、第七节：司泵岗位操作法—————329、第八节：气分岗位复习题—————36第一章目的和范围1.1目的本规程描述了本装置为设计加工能力为4万吨/年，设计开工时间为8000小时。
本规程规定了操作步骤和方法，及按照规定的方法及步骤进行生产；使从事气分生产的相关人员，掌握本厂生产丙烯的原理、采用的工艺流程、装置运行的工艺指标及不正常现象的处理和开停车注意事项。
本规程适用生产方法为采用的是一般的蒸馏方案方法，进行精密分离，生产纯度为99.5%的丙烯。
1.2范围由气分车间负责实施。
协助单位：生产技术部、动力车间、维修车间、化验室。
第二章职责2.1职责本程序由气分车间实施。
协助单位：生产技术部第三章操作规程一、概述本装置采用五塔流程，分别为脱丙烷塔、脱乙烷塔、粗丙烯塔、精丙烯塔、脱戊烷塔。
主要产品为精丙烯（≥99.5%），副产品为丙烷、混合轻碳四、重碳四。
其中混合轻碳四作为MTBE装置的原料，丙烷及碳五、重碳四组分返回罐区作为其他化工原料。
1 、产品名称：丙烯、丙烷、异丁烯、丁烯-2、碳五2 产品物理性质及化学性质：3 、产品规格：主要控制指标（2010年6月12号通过生产技术部修改）丙烯纯度：≥99.5%.T-01底组分C3≧1%T-02底组分 C2≧0.1%T-02顶组分C3≧63%T-03底组分C=3 ≧3%混合碳四组分C=3≧ 5%5 、产品用途生产的精丙烯作聚丙烯原料，异丁烯用作低分子聚异丁烯原料或烷基化的原料。
气分流程说明
气分工艺流程叙述自产品精制脱除硫化氢和硫醇的催化液化气进入本装置脱丙烷塔进料罐(V24001)，液化气通过脱丙烷塔进料泵(P24001A、B)从V24001抽出，经原料－碳四换热器(E24010A、B)换热后，再经脱丙烷塔进料加热器(E24001)加热，以泡点状态进入脱丙烷塔(T24001)31层塔板。
E24001热源为催化装置来的110℃热水。
脱丙烷塔采用70层高效塔板，压力控制在1.9MPa(g)。
塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经脱丙烷塔顶冷凝器(E24003A、B)冷凝冷却后进入脱丙烷塔顶回流罐(V24002)，冷凝液自脱丙烷塔顶回流罐抽出，一部分用脱丙烷塔顶回流泵(P24002A、B)送入塔顶第1层塔板上作为塔顶回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵(P24003A、B)抽出，送入脱乙烷塔(T24002)第21层作为进料。
脱丙烷塔底用塔底重沸器(E24002)加热，热源为1.0MPa低压蒸汽。
塔底碳四馏分经与原料换热后，再经碳四馏分冷却器(E24011A、B)冷却到40℃送至MTBE装置或罐区液化气储罐。
脱乙烷塔采用50层高效塔板，塔顶压力控制在2.8MPa(g)。
塔顶蒸出的碳二和少量碳三馏分经脱乙烷塔顶冷凝器(E24005A、B)部分冷凝冷却后进入脱乙烷塔回流罐(V24003)，未冷凝的气体主要是乙烷和部分丙烯、丙烷，由回流罐上部经压控阀排放至催化装置气压机出口回收丙烯，也可进入高压瓦斯管网。
冷凝液用脱乙烷塔回流泵(P24004A、B)抽出送入塔顶第1层塔板作回流。
脱乙烷塔底用塔底重沸器(E24004)加热，热源为1.0MPa低压蒸汽。
由于精丙烯塔的总塔板数为200层，故分为精丙烯塔A(T24003A)和精丙烯塔B(T24003B)，两塔串联操作。
脱乙烷塔底的（丙烯和丙烷）馏分自压进入精丙烯塔A(T24003A)41层塔板上作为进料。
精丙烯塔A顶部气体通过管线引至精丙烯塔B底部最下层塔板下作为上升气相，精丙烯塔B 塔釜液相通过精丙烯塔中间泵(P24005A、B)送入精丙烯塔A顶部第l层塔板上作为液相内回流。
气分操作规程范文
气分操作规程范文一、总则1.1本操作规程是为了确保气分操作顺利进行，维护操作人员和设备设施的安全，避免事故发生，保护环境，保证生产的连续进行而制订的。
1.2操作人员应严格按照本规程进行操作，并遵守相关的法律法规和公司规章制度。
二、操作人员要求2.1操作人员必须经过相关岗位培训和考核，具备操作相关设备的资质。
2.2操作人员必须熟悉操作规程的内容，了解操作设备的工作原理和安全操作规程。
2.3操作人员必须佩戴安全帽、工作服、劳保鞋等个人防护装备，严禁穿戴过于宽松或易起静电的衣物。
三、操作设备要求3.1操作设备必须进行定期维护和检修，确保设备运行稳定可靠。
3.2操作设备必须设置齐全的安全防护装置和紧急停机按钮，以应对突发情况。
3.3操作设备必须按照操作手册操作，禁止操作人员擅自改动设备参数或进行非正常操作。
四、操作程序4.1操作人员在进行气分操作前，应将操作计划、工艺参数等与工艺部门进行确认。
4.2操作人员在进行气分操作前，应检查操作设备是否正常运行，并进行设备预热、准备工作等。
4.3操作人员在进行气分操作时，应按照操作手册的要求进行操作，严禁超负荷运行设备或强行进行操作。
4.4操作人员在操作过程中，应密切关注设备的运行情况，及时发现异常情况并及时采取相应的措施。
4.5操作人员在操作结束后，应将操作设备停机并进行检查，确认设备处于安全状态后方可离开。
4.6操作人员在操作结束后，应及时向有关部门汇报操作情况，并填写相应的操作记录。
五、安全注意事项5.1禁止在操作设备周围堆放易燃易爆物品，并保持工作区域的整洁和干净。
5.2禁止在操作设备上进行吸烟或使用明火，并注意防止静电的积累和放电。
5.3禁止操作人员在疲劳、酒后或药物影响下进行气分操作。
5.4操作人员在操作设备过程中，应关注身体状况，如出现疲倦、头晕等情况，应及时停止操作并向上级报告。
5.5操作人员应随时保持清醒的状态，不得擅离岗位或进行与操作无关的活动。
气体分离装置工艺流程简介-刘兴金
胺脱工艺流程说明
1、含硫干气进入干气分液罐（V101A）分离出杂质及所携带的部分轻油进入干 气脱硫塔（T101A）下部，与自塔顶上部引入的温度为40℃左右的乙醇胺溶 液（贫液）逆向接触，乙醇胺吸收气体中的H2S和CO2，气体得到精制，净 化后的气体自塔顶进入净化分离罐（V102A），分离出携带的胺液后出装置
分馏工艺流程说明
经脱硫精制后的液化石油气进入原料缓冲罐（V201）由脱丙烷塔进料泵（ P201ABC）经碳四原料换热器（E212）、脱丙烷塔进料加热器（E201）加 热，进入脱丙烷塔（T201），乙烷、丙烷及丙烯组份由塔顶馏出，进入塔顶 冷凝器（E203AB），冷凝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（P202ABC），送至塔顶作回流，另一部分由脱乙烷塔进 料泵（P202A B C）经进料加热器（E205）加热后进入脱乙烷塔（T202）。 脱丙烷塔底产品经冷却器（E204）冷却送出装置（或进醚化装置），脱丙烷 塔底重沸器（E202）提供热源（热源为1.0Mpa蒸汽）。
第二部分：气分装置工艺简介
气体分离的原料为催化（焦化）装置生产的液化气 ，其组成主要为C3、C4及少量的C2、C5。气体 分离的任务就是把这些组分加以分离，生产出主 要的化工原料：橡胶原料及烷基化原料和MTBE 产品。
气体分离是继常减压、催化裂化之后对石油的第三 次加工，目的是获得化工原料，随着对石油的逐 步开采，其它资源的相对枯竭，对石油的深度加 工，获得大量的化工原料显得越来越重要。国外 的原油化工已比较成熟，而我国对石油进行大规 模的第三次加工还刚刚起步，因此，随着我国石 油化工的发展，气体分离的能力将逐步增加，以 分离出更多的化工产品。
自再生塔底重沸器引出的贫液经贫富液换热器（E101）与富液换热后再经贫液 冷却器（E104）冷却后返回溶剂罐（V103），经贫液泵（P101）打入吸收 塔循环使用。
气分
1．乙烯精馏的方法
压力对乙烷—乙烯的相对挥发度有较大 的影响，压力增大，相对挥发度降低，使塔 板数增多或回流比加大，对乙烷—乙烯的分 离不利。当压力一定时，塔顶温度就决定了 出料组成。如操作温度升高，塔顶重组分含 量就会增加，产品纯度就下降；如果温度太 低，则浪费冷量，同时，塔釜温度控制低了， 塔釜轻组分含量升高，乙烯收率下降；如釜 温太高，会引起重组分结焦，对操作不利。
[MTBE的合成]
MTBE一般是以甲醇和异丁烯为原料，借助酸 性催化剂合成，其中催化剂在工业上用得最多的 是树脂催化剂。其中由于异丁烯的来源不同而形 成了不同的合成路线。
异丁烯的来源：裂解制乙烯副产的C4馏， 炼油厂催化裂化装臵副产的C4馏分及以 正丁烷为原料经异构化和脱氢制得 合成MTBE的催化剂： 氢氟酸 硫酸 苯 乙烯系阳离子交换树脂 固体酸 分子筛：ZSM-5、Zsm-11、Y分子筛、丝 光沸石 杂多酸
乙烯塔进料中乙烷和乙烯占99.5%以上， 所以乙烯塔可看作是二元精馏系统。根 据相律，乙烯－乙烷二元气液系统的自 由度为2。塔项乙烯纯度是根据产品质 量要求来规定的。所以温度与压力两个 因素只能规定一个，例如规定了塔压， 相应温度也就定了。所以生产中有低压 开式热泵流程和高压乙烯精馏工艺流程
（1）低压乙烯精馏 低压乙烯精馏塔的操作压力一般为 0.5～0.8MPa，此时塔顶冷凝温度为－ 50～－60℃左右，塔顶冷凝器需要乙烯 作为制冷剂。生产中常采用开式热泵。 （2）高压乙烯精馏 高压乙烯精馏塔的操作压力一般为 1.9～2.3MPa，相应塔顶温度为－23～ －35℃左右，塔顶冷凝器使用丙烯冷剂 即可。
二
LPG的来源
来自催化装臵和 罐区的混合轻质烃
液态烃缓冲罐