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12.8.1.4 操作条件控制不好，造成溶剂降解，如操作温度、压力控制不当、溶剂循环量或处理量过大，也很容易引起溶剂发泡，造成带液。 12.8.1.5 新鲜溶剂本身质量存在问题。 12.8.2 处理方法：

12.8.2.1 投用好溶剂过滤器，必要时应对溶剂过滤器进行反冲洗或吹扫，确保溶剂过滤效果。 12.8.2.2 建立溶剂外循环。即从系统退出部分溶剂，放置在V618/1.2中进行沉降分离，脱除其中的机械杂质，同时向系统补充V618/1.2中贮存的溶剂。当退出的溶剂达到沉降目的后，又从系统退出部分溶剂，放置在V618/1.2中进行沉降分离，同时向系统补充V618/1.2中沉降后的溶剂。如此反复进行以上操作，即为溶剂外循环。

12.8.2.3 合理控制溶剂循环量大小。根据处理量的大小及产品质量情况，将溶剂循环量控制在合适的范围，这样既可以减少溶剂发泡的可能性，又可达到节能的目的。

12.8.2.4 干气分液罐（V602）应及时脱油，防止将油带到溶剂系统中去。 12.8.2.5 平稳操作，控制好各点的温度、压力。

12.8.2.6 加强对溶剂发泡高度及消泡时间的监控，及时了解溶剂的发泡程度，在必要时采取相应的措施，以确保溶剂再生及溶剂抽提系统正常运行。

12.8.2.7 溶剂系统适当加入一定量的新鲜溶剂或消泡剂。

12.8.2.8 搞好溶剂闪蒸罐（V605）的操作。溶剂闪蒸的目的是将溶剂在抽提过程中吸收的部分烃类物质蒸发出来，可以防止溶剂发泡及溶剂再生塔冲塔。 12.8.2.9 加强对新鲜溶剂的监测和分析，严把质量关。 12.9 T603冲塔

12.9.1 现象：

12.9.1.1 T603的液面时空时满，很不稳定，且变化速度很快。 12.9.1.2 T603底部温度上升。 12.9.1.3 T603的压力波动很大。

12.9.1.4 V606的液面迅速上升，酸性气带液，严重时V620的液面也明显上升。 12.9.2 处理方法：

12.9.2.1 提高溶剂质量，减少溶剂发泡的程度，如12.8中所采取的一些措施。 12.9.2.2 降低溶剂循环量，从而减少溶剂再生量。 12.9.2.3 减少入E602的蒸汽量，降低塔底操作温度。 12.9.2.4 12.9.2.5 12.9.2.6 12.9.2.7

根据T603的液面调节入塔的溶剂量。 适当降低溶剂入塔的温度 提高T603顶冷回流量。

加强酸性气分液罐（V620）脱液。

12.10 T603液面不稳 12.10.1 原因：

12.10.1.1 操作不当，进塔603的溶剂量与出塔603的溶剂量不均等。即：

FIC7607≠FIC7607+FIC7604+FIC7605

12.10.1.2 酸性气带液，造成回流量＜酸性气的冷凝液，V606液面上涨，T603液面下降；反之，酸性气抽出量突然减小，造成回流量＞酸性气的冷凝液，V606液面下降，T603液面上涨。 12.10.1.3 溶剂发泡严重，造成T603冲塔，塔液面会大幅度波动。

12.10.1.4 T601或T602/1.2溶剂循环量进行调整时，对其它相关参数没有进行及时调整，或调整不当，如进T603的富液量。

12.10.1.5 塔底供热不稳，造成冲塔等。

12.10.1.6 塔的操作压力控制不稳，造成酸性气带液。

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12.10.1.7 P601上量不稳定，造成出T603的贫液量发生变化，引起液面变化。 12.10.1.8 T603塔盘结垢，塔盘上的液体下不来。 12.10.2 处理方法：

12.10.2.1 通过计算调节好T603进出量平稳。

12.10.2.2 平稳操作，控制好酸性气的抽出量及V606液面。 12.10.2.3 投用好溶剂过滤器、系统加消泡剂。 12.10.2.4 根据溶剂循环时进出平衡的关系，在进行溶剂循环量调节时，应对其它相关的参数进行调节。如进T603的富液量。

12.10.2.5 严格控制好操作温度，防止供热过剩。

12.10.2.6 严格控制好操作压力，提酸性气抽出量时幅度不要太大。 12.10.2.7 P601切换后联系钳工修理。

12.10.2.8 停溶剂循环系统，对T603及溶剂系统进行清洗。 12.11 V606液位不稳

12.11.1 平稳T603的操作，防止酸性气带液。

12.11.2 控制好T603的操作压力，调节进塔的冷回流量。

12.11.3 控制好T603的塔顶温度。

12.11.4 如果进P603入口的过滤网堵或地下管线不畅通，应清洗V606出口过滤网或清洗地下管线。 12.11.5 如果是溶剂冲塔引起的，对操作进行相应处理。 12.11.6 如果是E603/1.2内漏，则应停工抢修。

12.11.7 如果是P603上量不稳则应切换泵后，联系钳工修理。 12.12 干气带凝缩油的处理方法 12.12.1 带油的原因及危害

12.12.1.1 干气带油是由于催化再吸收塔液面控制失灵或吸收塔严重带油、冲塔等所致。

12.12.1.2 干气带凝缩油时，大部分在容602中可脱除，少部分被带入溶剂抽提系统，造成凝缩油进入溶剂中，然后随溶剂进入再生系统，对干气、液态烃脱硫的操作及溶剂再生均不利，同时严重影响酸性气的质量。

12.12.2 带油的处理方法

12.12.2.1 立即同调度室和一联合装置联系，查明带油原因并进行处理。 12.12.2.2 将V602中的凝缩油从专线脱到一联合装置催化区的凝缩油罐中。

12.12.2.3 将V602中的凝缩油先脱到V608中，让其中的轻组份挥发，再将剩余的油脱到V516中，注意控制好脱油速度及盯紧容器液面。

12.12.2.4 如果不能先脱到V608中时，则直接将V602中的油脱到V516中，但脱油速度一定要慢，且不能将V602压空，否则会造成环境污染。 12.13 E602预热方法

12.13.1 E602预热的作用

12.13.1.1 由于E602是一种热虹吸式重沸器，要启动它，必须使其达到一定的温度，?这样从下部进入的冷介质经换热后才能变成汽液混合物，从上部返回塔内，逐步进入运转状态。如果E602没有预热到操作温度，在开溶剂再生系统时，E602则不能正常运行，再生塔底不能正常供热。

12.13.1.2 保护换热器。防止蒸汽直接通入时，造成换热器管束变形损坏；防止强烈水击和突沸损坏设备。

12.13.2 E602预热方法

12.13.2.1 改好E602预热的流程，打通凝结水的后路，投用LIC7610。

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12.13.2.2 从污水汽提单元引凝结水到E602，控制E602升温速度≯50℃，当温度升到100℃时，将硫酸单元的泛汽改入E602，继续升温到135～150℃，此时可以恒温等待开工。或引富液进T603，投用PIC7604引主蒸汽进E602，开溶剂再生系统逐步进入正常生产。 12.14 V605液面控制

12.14.1 V605液面波动的原因

12.14.1.1 干气、液态烃带溶剂造成V605液面下降。 12.14.1.2 溶剂系统带油造成V605液面上涨。

12.14.1.3 V605的压力控制不稳造成进T603的溶剂波动，从而引起V605液面波动。 12.14.1.4 FIC7608不好控制或副线开得过大。 12.14.1.5 溶剂系统带瓦斯，造成V604内积气。

12.14.1.6 溶剂系统压力高，V604安全阀跳，溶剂窜入V618/1.2内。 12.14.1.7 T603冲塔或V606液面波动。

12.14.1.8 T603压力高，进T603的溶剂量减少。 12.14.2 V605液面波动的处理方法

12.14.2.1 提高溶剂质量，防止溶剂抽提塔带液。

12.14.2.2 加强V602的干气脱油，防止将油带入溶剂系统。 12.14.2.3 PIC7602投自动控制，控制好进V605的富液温度。 12.14.2.4 FIC7608投自动控制，尽量不开或少开FIC7608的副线。 12.14.2.5 如果V604中有积气，可开V604的安全阀副线脱气。 12.14.2.6 控制好各工艺参数，保证富液后路畅通。

12.14.2.7 按T603冲塔处理方法进行，根据V606液面变化情况调整回流量。

12.14.2.8 联系硫酸和制硫单元，降低酸性气系统压力，控制T603压力在工艺指标范围内。 12.15 V608带液

12.15.1 V608带液的原因：

12.15.1.1 V500泄压时间太长，污水压到了V608中。

12.15.1.2 液态烃系统的安全阀跳，使液态烃泄入V608中。 12.15.1.3 V605液位超高时会将溶剂带到V608中去。V605闪蒸汽正常排放时，有少量的冷凝液进入V608中。

12.15.1.4 V602脱油。

12.15.2 V608脱液方法：

12.15.2.1 将V608出单元的低压瓦斯阀关闭，将V608中的压力升高到0.05Mpa时开始脱液。

12.15.2.2 在脱液过程中，如果V608中的压力超过0.1Mpa时，可将出单元的低压瓦斯阀稍开一点，将压力降到0.08Mpa以下后关阀。V608脱液时应检查V516周围是否有污染，如果污染严重时则应停止脱液，脱液过程中V516周围不得动火，且应经常检查V516的液面，防止冒罐。 12.16 T603超压

12.16.1 原因：

12.16.1.1 T603的液位控制得太低或空塔。 12.16.1.2 E602供热过剩。

12.16.1.3 酸性气后路不畅通（如PIC7603卡、管线堵、硫酸或制酸单元酸性气平衡不好、卡阀等）。 12.16.1.4 酸性气抽出量过小。

12.16.1.5 进料量或回流量突然减少或进料温度升高。 12.16.1.6 E603循环冷却水中断。 12.16.1.7 富液中带烃或油。 12.16.2 处理方法：

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12.16.2.1 提高T603的液位，降低T603的操作温度。 12.16.2.2 降低E602的蒸汽用量。

12.16.2.3 如果是PIC7603卡，先改副线控制，联系仪表修好后投用。如果是酸性气管线堵，可用蒸汽吹扫管线，吹通后立即停蒸汽。如果制硫和硫酸单元处理不完所有的酸性气，可将干气部分改跨线。如果是制硫或硫酸单元卡阀了，应立即将阀开大，提高单元处理量。 12.16.2.4 提高酸性气抽出量。

12.16.2.5 平稳操作，控制好进料量或回流量。

12.16.2.6 查明循环水中断的原因，立即给上冷却水。如果不能及时供水，T603逐步撤蒸汽和凝结水，停溶剂再生系统，E602和T603维持温度，等待开工。

12.16.2.7 降低T603的操作温度，V602、T602/1.2、V605加强脱油，控制好T602/1.2、V605的液位。有可能时将系统的溶剂部分进行置换。 12.17 酸性气分液罐V620脱液操作

12.17.1 检查酸性气分液罐液面，当液位超红线时开始脱液。

12.17.2 改好V620抽液流程，注意不要与酸性水互窜。

12.17.3 启动泵P603/1.2从罐底抽液，当判断罐内液体为干净的溶剂时，抽入溶剂系统；当液面显示有油或有脏物时，直接甩到原料污水中。

12.17.4 如果V620地下管线不通，可用原料污水顶，如果顶不通，可用蒸汽吹。注意V620中的液体不能外排。在操作中应注意安全，应有人监护，谨防硫化氢中毒。

12.18 T601、T602/1.2的温度调节方法

12.18.1 如果是液态烃、干气进料温度变化，造成T601、T602/1.2的温度变化，则向调度汇报，并同1＃催化取得联系，调节好液态烃和干气的进料温度。

12.18.2 如果是贫液或碱液进塔温度变化，造成T601、T602/1.2的温度温度变化，则加大E604/1.2循环水进量，降低贫液或碱液进塔温度。

12.18.3 由于液态烃和干气中的H2S与溶剂反应是放热反应，所以反应后塔内温度升高。如果干气中H2S含量高，溶剂循环量小，则塔内温度升高太多，从而影响对H2S的吸收，这时可适当提高溶剂循环量及降低溶剂入塔的温度。

12.19 T601、T602/1.2的压力波动

12.19.1 原因：

12.19.1.1 T601、T602/1.2的进料压力波动，造成T601、T602/1.2的压力变化。 12.19.1.2 12.19.1.3 12.19.1.4 12.19.1.5

PIC7601、PIC7605控制阀失灵，造成塔压力异常波动。

P601/1.2抽空，液态烃和干气窜入溶剂系统，造成T601、T602/1.2的压力下降。

芳烃球罐改错流程，造成液态烃系统蹩压；系统高压瓦斯管网压力高，造成干气蹩压。 循环水流量偏小或中断，贫液或碱液温度升高，T601、T602/1.2的操作温度升高，造成

T601、T602/1.2的压力升高。

12.19.1.6 T601、T602/1.2的安全阀启跳或内漏，造成T601、T602/1.2的压力变化。 12.19.2 调节方法：

12.19.2.1 联系公司调度室、一联合装置催化单元控制好液态烃、干气压力。 12.19.2.2 PIC7601、PIC7605控制阀改副线调节，联系仪表处理。 12.19.2.3 开启P601的备用泵，联系钳工修理抽空的泵。 12.19.2.4 联系公司调度室查明原因进行处理。

12.19.2.5 查明循环水中断的原因，尽快供水，否则作紧急停工处理。 12.19.2.6 查明泄漏部位，联系钳工校验安全阀或加盲板隔离泄漏阀门。 12.20 T603温度控制 12.20.1 影响因素：

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