天然气制氢基本工艺关键技术作业规程.docx

天然气制氢装置工艺技术规程1.1装置概况规模及任务本制氢装置由脱硫造气工序、变换工序、PSA制氢工序组成1.2工艺路线及产品规格该制氢装置已天然气为原料，采取干法脱硫、3.8MPa压力下蒸汽转化，一氧化碳中温变换， PSA工艺制得产品氢气。1.3消耗定额（1000Nm3氢气作为单位产品）序号名称单位小时消耗量单位消耗备注1天然气Nm3389764532原料天然气Nm3358404173燃料天然气Nm3313636.54电KWh3584.0241.675脱盐水吨119.41.392.1工艺过程原料及工艺步骤2.1.1工艺原理1.天然气脱硫本装置采取干法脱硫来处理该原料气中硫份。为了脱除有机硫，采取铁锰系转化吸收型脱硫催化剂，并在原料气中加入约1-5%氢，在约400高温下发生下述反应：RSH+H2=H2S+RHH2S+MnO=MnS+H2O经铁锰系脱硫剂初步转化吸收后，剩下硫化氢，再在采取氧化锌催化剂作用下发生下述脱硫反应而被吸收：H2S+ZnO=ZnO+H2OC2H5SH+ZnS+C2H5+H2O氧化锌吸硫速度极快，所以脱硫沿气体流动方向逐层进行，最终硫被脱除至0.1ppm以下，以满足蒸汽转化催化剂对硫要求。2.蒸汽转化和变换原理原料天然气和蒸汽在转化炉管中高温催化剂上发生烃蒸汽转化反应，关键反应以下：CH4+H2O= CO+3H2-Q (1)一氧化碳产氢 CO+H2O=CO2+H2+Q (2)前一反应需大量吸热，高温有利于反应进行；后一反应是微放热反应，高温不利于反应进行。所以在转化炉中反应是不完全。在发生上述反应同时还伴有一系列复杂付反应。包含烃类热裂解，催化裂解，水合，蒸汽裂解，脱氢，加氢，积碳，氧化等。在转化反应中，要使转换率高，残余甲烷少，氢纯度高，反应温度要高，但要考虑设备承受能力和能耗，所以炉温不宜太高。为缓解积碳，增加收率，要控制较大水碳比。3.改变反应反应方程式以下：CO+H2O=CO2+H2+Q这是一个可逆放热反应，降低温度和增加过量水蒸气，全部有利于变换反应向右侧进行，变换反应假如不借助于催化剂，其速度是很慢，催化剂能大大加速其反应速度。使最终CO浓度降到低程度，且为生产过程中废热利用发明了良好条件4.变压吸附原理变压吸附简称PSA，是对气体混合物进行提纯工艺过程。该工艺是以多孔性固体物质（吸附剂）内部表面对气体分子物理吸附为基础，在两种压力状态直接工作可逆物理吸附过程。它是依据混合气体中杂质组分在高压下含有较大吸附能力，在低压下又有较小吸附能力，而理想组分H2不管在高压下还是在低压下全部含有较小吸附能力原理。在高压下，增加杂质分压方便将其尽可能多吸附于吸附剂上，从而达成高产品纯度；吸附剂解析或再生在低压下进行，尽可能降低吸附剂上杂质残余量，方便在下个循环再次吸附杂质2.1.2步骤简图（附图）2.1.3步骤简述1.脱硫步骤和设备天然气为原料，H2S只有几十ppm和少许有机硫（20-30ppm），所以采取步骤为：在一个钴钼加氢器后串两个氧化锌脱硫槽。加热关键是（原料天然气达成脱硫反应温度350-400）。设在一段炉对流段低温蒸汽过热蒸汽过热器以后一个原料预热盘管组，利用烟气余热进行加热。来自界区天然气经进入原料气分离器(F1101)分离掉其中液体，分为两股，一股作为燃料气和来自PSA制氢工序尾气在燃料气分离器（F1102）混合后去对流段余热；一股作为原料天然气，配入来自中温变换后氢气，进入原料气压缩机J1101，压缩到22Kg/cm2左右，进入一段转化炉对流段余热盘管，预热到427，并用未预热副线调整到350-400，再送入加氢转化器D 1101原料天然气在加氢转化器内反应后，串联经过两个氧化锌脱硫槽D1103A、B中使天然气硫含量降低至0.1ppm以下。这两个槽任何一个全部能够作为第一个槽，也能够只使用一个槽，另一个更换脱硫剂，经过脱硫气体送入一段炉。2.转化步骤脱硫后天然气配入中压蒸汽，达成一定水碳比（3.5左右），进入一段炉对流段混合气预热盘管，加热到500，送到一段炉辐射段顶9根上集气管。每根上集气管又把气体分配到42根转化炉管中，共378根，内装催化剂。气体在管内边吸热边反应，到转换管底温度达成820。每一排横竖42根炉管气体汇合于一根水平下集气管。下集气管也是9，各有一根上升管。反应后气体沿9根上升管上升，继续吸收部分热量。在一段炉对流段分别设置：混合器预热器烟气废锅蒸汽过热器原料气预热器锅炉给水预热器燃料气预热器助燃空气预热器充足回收烟气热量提升一段炉总热效率。一段炉出口转化气温度约为813，甲烷含量约9.7%（干基），经输气管（107-D）进入二段转化炉（103-D），二段转化炉仅作为通道使用，在二段炉水夹套作用下，一段转化气温度降低到约789，在第一废热锅炉（101-CA/B）和第二废热锅炉（102-C）中回收热量后，温度降低至约371去改变工序。3.变换原理转化气进入高变炉（D1102），高变炉中装填了铁系高温变换触媒，在高温变换触媒中发生变换反应，大部分一氧化碳和蒸汽反应生成二氧化碳和氢气，离开高温变换炉工艺气中一氧化碳含量降低到约2.2%（干基）。为使变换反应更靠近平衡，高温变换炉出口气依次经过高变换废热锅炉（103-C）和高变气锅炉给水预热器（0108-CM）回收热量后，在约220-230进入装有铜触媒小低变（104-DB1）深入发生变换反应，从小低变出来变换气经过高变炉出气锅炉给水预热器（106-C）回收热量后，进入到低变炉（104-DB）深入发生变换反应，低低变换炉出口一氧化碳含量降低到0.24%（干基），送往脱碳工序。4.PSA变压吸附技术是以吸附剂（多孔固体物质）内部表面对气体分子物理吸附为基础，利用吸附剂在相同压力下易吸附高沸点组份、不易吸附低沸点组份和高压下吸附量增加（吸附组份）低压下吸附量减小（解吸组份）特征。将原料气在压力下经过吸附剂床层，相对于氢高沸点杂质组份被选择性吸附，低沸点组份氢不易吸附而经过吸附剂床层（作为产品输出），达成氢和杂质组份分离。然后在减压下解吸被吸附杂质组份使吸附剂取得再生，已利于下一次再次进行吸附分离杂质。这种压力下吸附杂质提纯氢气、减压下解吸杂质使吸附剂再生循环便是变压吸附过程。多层变压吸附作用在于：确保在任何时刻全部有相同数量吸附床处于吸附状态，使产品能连续稳定地输出；确保合适均压次数，使产品有较高提取率。在变压吸附过程中，吸附床内吸附剂解吸时依靠降低杂质分压实现，本装置采取方法是：常压解吸降低吸附床压力（泄压）逆放解吸冲洗解吸图2-1示意说明吸附床吸附、解吸过程。CQ4逆向放压CDQ3顺向放压EQ2吸附吸留量BQ1冲洗A升压P3P2P1P0吸附压力大气压真空图2-1示意说明吸附床吸附、解吸过程升压过程（A-B）：经解吸再生后吸附床处于过程最低压力P1，床内杂质吸附量为Q1(A点)。在此条件下用产品组份升压到吸附压力P3，床内杂质吸附量Q1不变（B点）。吸附过程（B-C）：在恒定吸附压力下原料气不停进入吸附床，同时输出产品组份。吸附床内杂质组份吸附量逐步增加，当抵达要求吸附量Q3（C点）时停止进入原料气，吸附终止。此时吸附床内仍预留有一部分未吸附杂质吸附剂（如吸附剂全部吸附杂质，吸附量可为Q4，C点）。顺放过程（C-D）：沿着进入原料输出产品方向降低压力，流出气体仍为产品组份用于别吸附床升压或冲洗。在此过程中，随床内压力不停下降，吸附剂上杂质被不停解吸，解吸杂质由继续被未充足吸附杂质吸附剂吸附，所以杂质并未离开吸附床，床内杂质吸附量Q3不变。当吸附床降压至D点时，床内吸附剂全部被杂质占用，压力为P2。逆放过程（D-E）：开始逆着进入原料气输出产品方向降低压力，直到变压吸附过程最低压力P1（通常靠近大气压力），床内大部分吸附杂质随气流排出塔外，床内杂质吸附量为Q2。冲洗过程（B-A）：依据试验测定吸附等温线，在压力P1下吸附床仍有一部分杂质吸附量，为使这部分杂质尽可能解吸，要求床内压力深入降低。在此利用顺放气冲洗床层不停降低杂质分压使杂质解吸。经一定程度冲洗后，床内杂质吸附量降低到过程最低量Q1时，再生终止。至此，吸附床完成一次吸附-解吸过程，再次升压进行下一次循环。 经过冷却、分水后中变气进入装有吸附剂吸附器，吸附除去氢气以外其它杂质（H2OCOCO2CH4），使气体得以净化。净化后工业氢纯度大于99.9%（V/V），以恒定流量和压力经过氢气压缩机（110-J）外送。供直接液化装置。吸附剂再生得到尾气，经脱附气缓冲罐F7003，稳定后经过PIC7007多出部分由PIC7005放空进火炬后，进入螺杆压缩机0115-J/JT送转化做燃料6工艺冷凝液回收 变换气分离罐中分离下来工艺冷凝液经工艺冷凝液泵（109-J/JA）加压，和汽提后工艺冷凝液在工艺汽提冷凝液换热器（130-CA/CB）中换热后进入工艺冷凝液汽提塔（103-E）顶部。汽提蒸汽自工艺冷凝液汽提塔底部进入，将工艺冷凝液中溶解微量氨、二氧化碳和醇汽提出来，用作工艺蒸汽。汽提后工艺冷凝液经过汽提冷凝液锅炉给水换热器（131-C）深入回收热量，并经工艺冷凝液水冷器（0105-CM）冷却后送出界区，开车或操作不正常时电导率超标工艺冷凝液去污水处理。7、脱盐水系统温度40压力0.6MPa脱盐水从界区来，经贫液锅炉给水换热器1107-C温度升至72，大约40%经汽提冷凝液锅炉给水换热器131-C换热至105，和剩下脱盐水混合后经净化器水冷器换热至94进入除氧器101-UM，经过注联胺和热力除氧去除夹带氧离子温度升至115，经过注氨水调整PH值后进入汽包给水泵0104-J/JA送入汽包。8、蒸汽系统锅炉水经过101-CA/CB，102-C及烟气废热锅炉生产高压蒸汽（温度313.8，压力10.3MPa），高压蒸汽经一段炉对流段蒸汽过热盘管，温度过热至420，再经脱氧水减温减压后温度降至350压力降至3.8MPa供工业蒸汽及各蒸汽透平用。部分中压蒸汽经再次减温减压，压力降至0.35MPa温度200用作除氧用蒸汽。在开工阶段，启用透平及表面冷凝器则需引用外来中压及低压蒸汽。2.1.4装置辅助系统2.1.4.1仪表风系统界区来仪表空气经流量计FRQ5060进入仪表风罐0107-FM缓冲后送到装置各用户。当仪表风压力PAL5061压力低时PSLL报警后连锁停车。2.1.4.2循环水系统循环水自界区来，温度28度压力0.5MPa分别进入各冷却点冷却设备用量T/H0102-J2690105-CM2250104-CM341109-C,1110-C0116-CM680106-CM152101-JCM22400110-J/JA134.20115-J102PSA装置1.6油系统及其它150返回温度升至38，压力降至0.3MPa2.1.4.3火炬系统原有放空燃气及放空气进入火炬罐0119FM稳压后进入火炬管烧掉。2.1.4.4氮气系统从界区来氮气有两种，一个是5.2MPa中压N2，用于高压系统吹扫和气密。另一个是0.8MPa低压氮气用于平时吹扫。2.2装置控制指标2.2.1原料质量指标1.原料天然气组成 体积%CH4 96.30%C2H6 0.787C3H8 0.114C4H10 0.033C5H12 0.008N2 0.559He 0.024CO2 2.17总硫 2.89mg/m3压力 正常值1.45MPa2.2.2燃料指标2.2.2.1燃料天然气同原料天然气2.2.2.2燃料尾气出口温度120尾气流量11300.65kg/h组成（MOL%）H238.89CO1.37CO20.48CH449.96H2O9.42N20.88100.002.2.3产品质量指标氢气组成以下H299.6CO+CO220.0PPmN2+CH40.4出口温度40出口压力2.4MPa产品流量85885Nm3/h2.2.3.1二段炉转化气指标温度789压力31.6bar流量209344.22Nm3/hH269.85%CO9.84%CO210.49%CH49.66%2.2.3.3高变气指标温度415.8流量209344.22Nm3/hH271.94%CO2.19%CO216.71%CH48.99%压力29.7bar2.2.3.4低变气指标温度223.6流量209344.22Nm3/hH272.48%CO0.24%CO218.31%CH48.82%压力28.5bar2.2.3.5脱碳气指标温度40流量108297.51Nm3/hH288.66%CO0.29%CO20.1%CH410.81%压力25.8bar2.2.3.6PSA产品气指标项目单位指标进装置温度20-40进装置压力MPa2.55氢纯度%（V/V）99.6CH4%（V/V）0.002CO%（V/V）0.001CO2%（V/V）0.00012.2.3.7外输蒸汽指标本装置生产10P3.9MPa T 3502.2.4三剂及化学药品物化性质及控制指标2.2.4.1磷酸三钠2.2.4.2氨含量10-35%密度0.912.2.4.3联胺密度1.01 闪点38 爆炸极限2.9-98.02.2.4.4五氧化二钒密度3.35 能助燃2.2.4.5二乙醇胺密度1.09 可燃 闪点137 爆炸极限1.6-9.8%2.2.4.6碳酸钾密度2.432.2.5关键工艺操作条件项目仪表位号单位控制范围原料天然气压力PIC5002MPa1.35-1.55原料压缩机出口压力PIC27MPa4.2燃料混合罐压力PIC5063MPa0.3加氢反应器入口温度TI1051350-380加氢反应器床层温度TI1138-1143400脱硫反应器入口温度TI1143330-380脱硫反应器出口温度TI0052 TI0055330-370水碳比H/C1013.5-4.5配比蒸汽温度TI1002323转化炉入口温度TI1003490-510转化炉出口温度TRC1117750-820中变反应器入口温度TRC0010310-370中变反应器出口温度TI1197424小低变入口温度TI5030220-235小低变床层温度TI5031-5036250低变入口温度TRC1053205-220低变床层温度TI1012-1016 1108250入1104-C低变气温度223.6低变气入1105-C温度TI1019165低变气入CO2吸收塔温度121出CO2吸收塔净化气温度TI105471去PSA净化气温度TI505040富液出CO2吸收塔温度TI1136119贫液出再生塔温度TI1113121半贫液出再生塔温度TI4017119半贫液出闪蒸槽温度110出再生塔CO2气体温度TI1023101进再生塔顶酸性冷凝水温度TI113740进CO2吸收塔顶贫液温度71入CO2吸收塔底低变气压力MPa2.77出CO2吸收塔顶净化气压力MPa2.6出CO2再生塔CO2气压力MPa0.165入CO2吸收塔顶贫液流量FIC5Kg/h149900入CO2吸收塔半贫液流量FIC67Kg/h1119000入CO2再生塔富液流量Kg/h1323986CO2吸收塔出口CO2含量V%0.30生活用水常温0.30循环冷水0.45循环热水420.35公用风常温0.60仪表风常温0.60氮气常温1.61.0MPa蒸汽2000.80消防水常温1.0脱盐水251.00.5MPa蒸汽1500.40管网燃料气400.502.2.6.2氮气条件纯度99.99%氧含量10ppm露点-702.2.6.3工艺用脱盐水PH值6.2-7.5电导率（25）0.2s/cm硬度0含SiO20.02mg/l铁0.02 mg/l铜0.003mg/l2.2.6.4仪表及工厂空气仪表空气 压力MPa 温度机械设计值 1.0 60最大操作值 0.8 40正常操作值 0.7 40最小操作值 0.55 40露点温度 冬季：-40 夏季：-20含油 10mg/m3（0.01ppm）含尘 1 mg/m3工厂空气压力MPa 温度设计值 1.0 60最大操作值 0.8 40正常操作值 0.6 40最小操作值 0.4 402.2.7消耗指标序号名称单位小时消耗量单位产品消耗量备注1天然气Nm3389764532原料天然气Nm3358404173燃料天然气Nm3313636.54电KWh3584.0241.675脱盐水T119.41.396冷却水T5425.863.097蒸汽（3.9MPa）Kg1139.58工艺冷凝液Kg50892591.7备注：1） 设计规模：按一段炉最大能力进行设计2.3装置物料平衡（见附表）2.4生产控制分析项目序号分析项目控制指标分析频率1原料气：组成1次/天2两套脱硫器反应器出口：硫含量0.00005%（V/V）1次/天3转化气：组成CH410.5%（V/V）1次/班4中变气：组成CO3.3%（V/V）1次/班5低变气：组成CO 0.3%（V/V）1次/班6净化气：组成CO20.1%（V/V）1次/班7产品气：组成H299.6%（V/V）1次/班8溶液：组成1次/天9脱氧水：含氧量0.015mg/l1次/天10高压炉水：PH、PO43-9-11、30mg/l2次/班11酸性水：PH、COD7-10、0.03%1次/天12饱和中压蒸汽：SiO220ug/Kg1次/周13过热高压蒸汽：SiO220ug/Kg1次/周序号项目单位估计数值1PHMg/L7-92CODMg/L200-2503BODMg/L60-754石油类Mg/L1005氨氮Mg/L60-756硫化物Mg/L0.57酚Mg/L0.58氯离子Mg/L7009硫酸根离子Mg/L85010总硬度Mg/L75011总碱度Mg/L75012浊度3013溶解性固体Mg/L30002.5仪表控制方案及关键仪表性能2.5.1仪表控制方案1.1转化系统控制点控制目标控制方法控制指标PIC-4002（鼓风机压力控制）提供转化炉辐射段在正常生产中炉内燃料燃烧所需氧量控制器PIC-4002经过控制阀PV-4002控制鼓风机透平转速而达成控制鼓风机出口风压目标，风压高低直接表现在空气进料多少，从而提供燃料燃烧所需氧量。氧含量分析仪AIA-5010/AIA-5011分析值为3-5PIC-4005（一段炉辐射段压力控制）控制炉膛负压在合理范围控制器PIC-4005经过控制阀PV4005控制引风机透平转速来达成控制炉膛负压目标PIC-4005指示值5mmH2OPIC-5063（一段炉燃料气压力控制）控制一段炉转化气出口温度控制器PIC-5063经过调整压力控制阀PV-5063控制燃料混合罐压力。转化气出口温度调整是依靠燃料进气量调整来控制，主控制时转化炉出口温度控制器TICI-117，从控制时天然气燃料压力控制器PIC-5063，二者采取串级控制燃料气压控指示PIC-4002压力-0.25MPa，转化气温度控制TICI-117指示值813MIC-0011（对流过热段燃料流量手控）控制一段炉对流过热段温度经过手动控制器MIC-0011调整过热段燃料流量来控制对流过热段温度，和烟道燃料压力控制器组成混合控制，控制对流段各预热过热段温度。对流段各预热过热段所需12点温度在控制范围PIC-5066（烟道燃料压控）FRC-5063（过热段燃料流量控制）控制一段炉烟道气温度控制器PIC-5066经过控制阀PV-5066调整燃料进烟道烧嘴压力，来控制进烟道燃料量多少从而控制烟道气温度，达成调整对流段温度目标，PIC-5066和FRC-5063组成串级控制系统，主控制是FRC-5063烟道气温度指示值1000，过烟囱温度指示值130FRC-0002（转化反应蒸汽用量流量控制）控制转化反应所需适宜水碳比控制器FRC-0002经过控制阀FV-0002调整蒸汽流量控制水碳比。正常生产情况下，水碳比调整是一个百分比控制系统，主控制为原料压缩机出口流量控制器FRC-0001，从控制是FRC-0002依据原料天然气量多少来调整水碳比控制正常值为3.5LIC-0028/LIC-0029（第一废液锅夹套水液位控制）控制第一废锅水夹套液位控制器LIC-0028/LIC-0029经过控制液位控制阀LV-008/LV-0029调整水夹套中夹套水液位液位指示值为100%LIC-0025（二段炉夹套水液位控制）控制二段炉水水夹套液位在合理范围内控制器LIC-0025经过控制液位控制阀LV-0025调整水夹套中夹套水液位液位指示值为100%1.1高低温变换系统控制点控制目标控制方法控制指标TIC-010（出第二废锅转化气温度控制）控制转化气入高变炉温度控制器TIC-0010经过控制第二废锅旁路温度控制阀TV-0010调整入高温变换炉转化气温度转化气入高变温控TIC-1110指示值371TRC-0011（如小低变温控）控制进小低变气体温度控制器TRC-0011经过控制高变废热锅炉副线调整阀TV-0011来调整入小低变气体温度入小低变TRC-0011温控指示值210TRC-5039（低变炉温控）控制进低变炉气体温度控制器TRC-5039经过控制106-C副线调整阀TV-5039来调整入低变炉气体温度入低变TRC-5039温控指示值220LIC-0078（变换气分离罐液位控制）控制变换气分离罐液位在合理范围内工艺冷凝液泵（109-J/JA）出口管线调整器LIC-4019和液位排放线上调整器LIC-0078经过分程控制方法控制调整阀LV-4019和调整阀LV-0078动作分离罐液位控制值50%1.2脱碳系统2.5.2关键操作条件转化炉操作条件项目控制参数控制点控制方法一段炉转化管压差MPa（A）0.42PDI-0055转化管入口工艺气预热温度510TR1-3MIC-0011和PIC-5066一段炉转化管出口温度813TE1-117PIC-5063一段炉入口水碳比3.5FIC-0001 FIC-0002二段转化炉出口温度789TI1-85 TR1-90第二废锅后转化气温度燃料气去烧嘴温度371185TICA-0010TI-5061TICA-0010MIC-0011和PIC-5066烟道气出对流段温度130TI1-61燃料气去烧嘴压力MPa0.25PI-5074PIC-5063一段转化炉顶负压5mmH20PT68PT4006PT4005PICA40052.5.3连锁逻辑一览表联锁逻辑位号I-101B联锁名称一段炉联锁逻辑描述保护一段炉炉管，一段炉熄火联锁起因联锁值联锁动作一段炉辐射段炉膛负压高高PS4006燃料气总管压力高高PS5065燃料气总管压力低低PS5065鼓风机出口压力低低PS4001PV5063关V5065-1关V5065-2关V5065-3关联锁逻辑位号I-101B联锁名称转化联锁逻辑描述系统紧急停车联锁起因联锁值联锁动作水碳比低低HCS全厂紧急手动停车MSI-101B接一段炉联锁I-101B汽包液位低低LS5090仪表风压力低低PS5061切断原料FV1 SP71切断返氢FV5003关去PSA阀V5051低变炉联锁SP5开启SP4 SP4A关闭实施101B联锁PSA停车汽包上水LV1关闭联锁逻辑位号PDS4038联锁名称工艺冷凝液汽提塔联锁逻辑描述预防蒸汽带水入一段炉联锁起因联锁值联锁动作汽提塔压差高高PDS4038LV4019关闭FV4009开HV4004开联锁逻辑位号PS5068 PS5067联锁名称过热段燃料压力低低高高联锁逻辑描述保护过热段盘管联锁起因联锁值联锁动作过热段燃料压力低低PS5068过热段燃料压力高高PS5067PV5066关联锁逻辑位号PSAS-1联锁名称PSA装置停车联锁逻辑描述PSA装置停车联锁起因联锁值联锁动作PSA装置停车联锁V-5051关闭0115-J停车0110-J停车联锁逻辑位号FS4008联锁名称109J出口流量低低联锁逻辑描述维持102F及103E液位联锁起因联锁值联锁动作109J出口流量低低FS4008备用泵自启联锁逻辑位号PS5003联锁名称夹套水泵压力低低联锁逻辑描述维持夹套补充水量联锁起因联锁值联锁动作夹套水泵压力低低PS5003LV5001关闭联锁逻辑位号LS202联锁名称表面冷凝器热井液位联锁逻辑描述维持热井液位联锁起因联锁值联锁动作表面冷凝器热井液位LS202112J自启联锁逻辑位号LS27联锁名称吸收塔出气分离器液位高高联锁逻辑描述预防带水入PSA联锁起因联锁值联锁动作吸收塔出气分离器液位高高LV27V5051关闭联锁逻辑位号LS104联锁名称吸收塔液位低低联锁逻辑描述预防吸收塔压力串入再生塔联锁起因联锁值联锁动作压缩机轴位移大保护NS201 NS202汽轮机轴震动大保护VS203X VS203Y VS204X VS204Y压缩机轴震动大保护VS201X VS201V VS202X VS202Y联锁逻辑位号LS5801 LS5901联锁名称0110J/JA分离器液位联锁逻辑描述预防带水出界区联锁起因联锁值联锁动作0110J/JA出口分离器液位高LS5801/LS5901DF5801/DF5901开启排液联锁逻辑位号PS5822/PS5922联锁名称0110J/JA润滑油油压低联锁逻辑描述确保润滑联锁起因联锁值联锁动作0110J/JA润滑油油压低PS5822/PS5922P0.2MPaP50Kg。三个细帆布装料袋。（3）桶子，每个10升，三个。（4）装料漏斗二个，漏斗直径最大处为20mm，漏斗嘴内径50mm，外径60mm（5）真空卸触媒设备（6）振荡器、压力表及专用测压装置（7）带有刻度测深尺或尺杆，长度最短为12米。（8）空气源，压力为0.7MPa左右，5.5m3/min（9）空气压差测试装置（10）有铁丝网保护罩吊灯或防爆型吊灯及电线（11）检验催化剂用筛网（12）8倍左右望远镜为确保无杂物遗留在管内或催化剂托盘上，可采取真空卸触媒装置吸净异物，卸触媒软管（65mm）放入每根炉管底部，同时使用真空装置，就能确保把掉在里面松散东西吸出。然后把吊灯放到每根转化管中去，提议使用8倍左右望远镜来帮助检验。C、检验催化剂用一个孔眼为3mm筛网过滤催化剂，除去触媒碎片并检验有没有异物。d、炉管测量用测深游标尺进行测量，装填前先测定总装填高度，确定每次装填高度，每装填一次后要测定剩下高度，经振荡后再测量，做好统计，并作为永久性统计保留，对于同一转化管分装两种催化剂时应先测量并记下底层触媒要求深度。e、装催化剂每根转化炉管催化剂装填量是按装满计量桶来计算，每一次装填桶数应做好统计。用漏斗将催化剂倒入帆布筒内，再将帆布筒伸入到转化管内使其底部靠近装填起始位置，布袋操作关键是将布袋下端折叠200mm，只要把伸入到炉管布袋轻轻一提，触媒就落入管内，每次达成预期装填高度后，做好统计，当全部转化管全部达成装填高度时再振荡，每根管振荡时间长短和振荡频率要一致，再用测