脱硫脱硫醇岗位操作法.docx

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脱硫脱硫醇岗位操作法

脱硫脱硫醇岗位操作法

一、主要影响因素分析

（一）干气、液化气脱硫

1．原料

原料量和原料组成对脱硫效果影响很大，在一定的生产条件下，原料量增加或H2S含量升高时，一般通过提高吸收塔胺液循环量来提高吸收效果；但由于受胺液再生能力、气体带胺等因素的影响，胺液循环量的提高受多方面的限制，此时要采用其它调节手段如提高胺液浓度等措施来达到脱除H2S的目的。

实际生产中应根据原料量和原料组成的变化及时调节吸收塔胺液循环量。

当原料干气C3以上组分含量增加导致干气带液甚至带吸收剂（柴油）以及原料液化气C5以上组分含量上升时，系统内胺液含油量上升，容易导致胺液发泡，影响吸收效果。

当原料液化气C2以下组分含量增加时，液化气系统压力升高，影响装置的正常操作；当液化气中H2S含量太高时，由于超过气体脱硫的设计负荷，使液化气中H2S无法用胺液完全脱除，只能用预碱洗碱液脱除H2S，从而使预碱洗碱液消耗量大幅增加。

2．溶剂

醇胺法脱硫所用溶剂主要有一乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA）、

三乙醇胺（TEA）、N-甲基二乙醇胺（MDEA）、二甘醇胺（DGA）和二异丙醇胺（DIPA）等。

本装置所用N-甲基二乙醇胺具有使用范围广、反应能力强、选择性高、稳定性好、腐蚀性小以及能耗低、胺耗小等优点。

吸收塔底富液中酸性气体（H2S＋CO2）摩尔数与醇胺摩尔数之比值称酸性气负荷，它是决定气体脱硫装置技术经济指标的重要参数。

该负荷的选择主要依据是对装置设备腐蚀的影响，以MEA为例，对碳钢设备应限制在≯0.35的范围内，而不锈钢设备可限制在≯0.7的范围内；而MDEA由于腐蚀性较小以上范围可适当放宽。

显然酸性气负荷除与原料量、原料酸性气含量、再生效果有关外，主要受溶剂浓度和溶剂循环量的影响。

在装置处理量和溶剂循环量一定的前提下，溶剂浓度增大酸性气负荷降低，吸收效果增加；但浓度过大则易使溶剂发泡反而会大大降低溶剂再生和吸收效果，且胺耗增加。

在装置处理量和溶剂浓度一定的情况下，提高胺液循环量，酸性气负荷降低，能增强吸收效果；但循环量过大，溶剂在再生塔内停留时间短、再生效果差，反而会对吸收不利，而且会大大增加装置的水、电、汽等动力消耗，另外，循环量增加还会使酸性气中烃含量上升，对后续硫磺回收装置操作不利。

要优化脱硫装置操作，关键是在保证酸性气负荷一定的前提下，在溶剂浓度和胺液循环量间取得平衡。

在装置处理量一定及平稳操作的前提下，一般选择较高的溶剂浓度和较低的循环量以降低装置能耗。

胺液“发泡”是由设备中残留的润滑脂及机械杂质、进入吸收塔的气体携带的烃类凝液、液体雾沫以及H2S腐蚀设备所生成硫化亚铁等引起的。

为减轻胺液发泡现象的发生，除投用富液过滤器过滤掉机械杂质、使用旋风分离器或原料气分液罐除去烃类凝液和采用较低的溶剂浓度等措施外，还可向系统内定期加入适量消泡剂。

3．操作压力

由脱硫工艺原理可知，气体的脱硫过程实质上是气体在低温高压下的吸收和高温低压下的解吸过程，因此吸收塔压力要求较高以利于吸收，而再生塔压力应控制较低以利于解吸。

实际吸收塔压力取决于原料气体的压力，而再生塔压力取决于根据产品要求的贫液解吸温度下的平衡蒸汽压力，但通常要求再生塔有足够的压力使酸性气自压至硫磺回收装置并使塔底贫液能经过换热器自压至溶剂贮罐。

4．操作温度

气体吸收是一个放热过程，因此贫液进入吸收塔的温度要求较低，通常控制在25～40℃之间，在此温度下MDEA能很快吸收原料气体中的H2S；而气体解吸是一个吸热过程，故富液再生时要求较高的操作温度，以保证贫液H2S含量达到指标要求。

MDEA和H2S的反应产物较易分解，当原料气体H2S/CO2之比值较高时，再生塔顶温度在105～115℃范围内，绝大部分H2S已被解吸，过高的再生温度不能继续降低贫液H2S含量，反而会增加装置能耗。

5．塔底液面及塔顶界位

吸收塔底液面是塔内气体与富液间的液封，能有效防止烃类倒窜入闪蒸罐和再生塔，降低酸性气烃类含量，因此不能过低，一般控制在50～70%之间。

液化气脱硫塔顶界位过高会缩短液化气在其上部的停留时间，不利于胺液的沉降分离，使液化气带胺增加，胺耗上升，且对后续脱硫醇装置操作不利，故应控制在较低范围内。

再生塔底液位上升会延长贫液在再生塔内停留时间，增强再生效果；而且再生塔液位是塔内酸性气体与贫液间的液封，一旦压空，会使大量H2S气体沿贫液管线倒窜入溶剂贮罐D-404，引发人身安全事故，故再生塔底液位应控制在较高范围如50～70%内。

因此塔底液面及塔顶界位是气体脱硫装置安全、平稳运行的必要保证。

（二）液化气、汽油脱硫醇

１．原料

随着催化裂解装置处理量的不断提高，原料液化气和汽油量较设计值均有较大程度的增加，脱硫醇装置负荷增大；而且稳定系统一旦操作波动，原料来量不稳定，有时甚至是大幅变化，更增加了脱硫醇装置的操作难度。

在一定的生产条件下，原料来量增加，一般是通过加大各部碱液浓度（增加换碱频率）和各路碱液循环量来提高脱硫醇效率。

但由于油品在抽提塔及碱液分离罐内流速增加，停留时间减少，脱硫醇效果难以保证，且使油碱分离不充分，往往导致精制汽油带碱（液化气由于与碱液密度差大，带碱较少），严重影响了产品质量。

此时一方面要搞好稳定系统平稳操作，减少原料来量波动；另一方面可联系调度，将预碱洗后汽油部分送至无碱脱臭装置。

随着催化裂解装置掺炼焦化蜡油和减压渣油，原料液化气和汽油硫含量增加，同样增加了脱硫醇装置负荷。

而且原料中硫的存在形式对精制液化气和精制汽油产品质量影响很大。

因为催化氧化脱硫醇工艺对油品中所含的单质硫、硫醚、二硫化物、噻吩等硫的存在形式无脱除作用，因此当原料中这些形式的硫较多时，精制液化气和精制汽油的硫醇含量虽然不高，但总硫却可能很高。

2．碱液浓度

碱液浓度高有利于对硫醇等酸性物质的脱除，但碱液浓度过高往往造成精制油品带碱，同时增加碱液消耗，严重时甚至会析出结晶堵塞碱液循环管线。

因此应在保证产品质量的前提下控制好适当的碱液浓度和碱液更换时间，使碱液得到尽可能充分的利用，一般控制碱液浓度15%左右，预碱洗碱液更换间隔时间约15天，抽提及混合氧化碱液约30天。

3．碱液循环量

提高碱液循环量有利于提高脱硫醇反应深度，但抽提碱液循环量过大时，相对缩短了碱液在二硫化物分离罐中的停留时间，二硫化物不能及时与碱液分离而随循环碱液带入精制油品中，使精制油品总硫超标；而且当加工量过大时，油品在抽提塔内流速上升，过大的碱液循环量不能使全部的循环碱液顺利地从塔顶向塔底流动，而会有一部分带入精制液化气碱液分离罐或带入汽油混合氧化系统。

而混合氧化碱液循环量过大时会使油碱在分离罐内难以完全分离，往往导致精制汽油带碱。

因此碱液循环量的选择原则是在保证所需反应深度的前提

下，适当降低碱液循环量。

4．催化剂浓度

抽提和混合氧化碱液中的催化剂浓度高，有利于碱液氧化再生，对提高硫醇脱除率有利，但当催化剂浓度达到一定程度后，继续提高催化剂浓度上述作用将越来越小，使操作费用上升，一般控制碱液催化剂浓度150PPm左右。

5．碱液再生温度

由于碱液中的催化剂在60℃左右活性最高，对碱液氧化再生及提高硫醇脱除率最为有利，因此一般控制碱液再生温度为50～70℃。

6．注风量

抽提及混合氧化注风量应大于碱液再生反应理论空气量，注风量越高，系统内氧气分压越高，有利于碱液氧化再生，因此碱液氧化系统注风量可适当偏高；但对于混合氧化系统，过高的注风量会使精制汽油过度氧化生成过氧化物，汽油铜片腐蚀试验难以合格，而且富余氧溶解于精制汽油中会使其胶质增多，安定性降低，因此应适当降低混合氧化系统注风量。

二、正常操作法

（一）溶剂再生塔底温度控制

再生塔底温度是控制溶剂再生效果的重要因素，温度过低，溶剂再生效果差，影响产品质量；温度过高则易造成再生塔雾沫夹带甚至冲塔，导致酸性气带液，对后续硫磺回收装置生产不利。

一般通过TIC-401调节再生塔底重沸器的热源蒸汽流量来控制再生塔底温度。

1.影响因素：

（1）0.3MPa热源蒸汽流量增加，再生塔底温度上升；

（2）0.3MPa热源蒸汽压力、温度上升，再生塔底温度上升；

（3）富液进料量减少，再生塔底温度上升；

（4）再生塔顶压力上升，再生塔底温度上升；

（5）再生塔顶回流量降低，再生塔底温度上升；

（6）仪表失灵，再生塔底温度波动。

2.调节方法：

（1）正常生产时，通过TIC401调节0.3MPa热源蒸汽流量来控制

再生塔底温度；

（2）控制好0.3MPa热源蒸汽的温度和压力；

（3）尽量保持富液进料量的平稳；

（4）尽量保持再生塔顶压力的平稳；

（5）调节再生塔顶回流量；

（6）联系有关部门处理好失灵仪表。

（二）再生塔顶压力控制

   再生塔顶压力是酸性气自压至硫磺回收装置的动力，因而不能太低；但压力过高则不利于胺液解析，影响再生效果和产品质量。

一般通过PIC403调节酸性气出装置流量来控制再生塔顶压力。

1.影响因素：

（1）酸性气后路憋压，再生塔顶压力升高；

（2）溶剂闪蒸效果不好，导致带烃进塔，再生塔顶压力升高；

（3）塔底温度升高，再生塔顶压力升高；

（4）稳定干气、液化气酸性气体含量增加，再生塔顶压力升高；

（5）回流罐液面上升甚至满罐，再生塔顶压力升高；

（6）PIC403压控阀失灵，再生塔顶压力波动。

2.调节方法：

（1）联系调度通知硫磺回收装置疏通酸性气后路，必要时经调度同意后打开酸性气放火炬伐将酸性气少量放火炬；

（2）控制好吸收塔底液面或塔顶界位，防止烃类压入闪蒸罐；

（3）控制好再生塔底重沸器热源蒸汽量，将再生塔顶温和底温

控制在工艺指标范围内；

（4）用塔顶压控阀PIC403及时调节酸性气出装置量；

（5）调节塔底热源蒸汽量和塔顶回流量，控制好回流罐液面；

（6）压控阀PIC403改走付线，并联系仪表处理。

（三）蒸汽减温减压器的操作

搞好蒸汽减温减压器的平稳操作，控制好溶剂再生塔底重沸器0.3MPa热源蒸汽的温度和压力，是保证再生塔操作平稳和溶剂再生效果的必要前提。

一般通过调节减温水量和PIC904压控阀来进行控制。

1.投用：

（1）联系仪表投用PIC904压控阀，并整定好PID参数；

（2）从裂解装置引来1.0MPa蒸汽；

（3）打开PIC904压控阀的上下游阀，全关其付线阀；

（4）打开蒸汽分水器D-409的上下游阀，并在排凝处脱水；

（5）逐步打开蒸汽减温器D-411的减温水阀，调至降压后的“饱

和水-汽温度”（详见水汽的P-t对应关系表），压力用PIC904压控阀控制在合适值（如0.30MPa）。

2.停用：

（1）关闭蒸汽减温器D-411的减温水阀；

（2）关闭PIC904压控阀的上下游阀；

（3）关闭蒸汽分水器D-409底疏水器隔断阀。

附：

饱和水汽的P-t对应关系表

压力

MPa

温度

℃

压力

MPa

温度

℃

压力

MPa

温度

℃

压力

MPa

温度

℃

压力

MPa

温度

℃

0.18

130.6

0.24

137.2

0.30

142.9

0.36

148.0

0.42

152.6

0.20

132.9

0.26

139.2

0.32

144.7

0.38

149.6

0.44

154.0

0.22

135.1

0.28

141.1

0.34

146.4

0.40

151.1

0.46

155.4

（四）胺液配制操作

由于胺耗的存在，正常生产期间胺液浓度及藏量会缓慢降低，为保证脱硫效果和产品质量，须适时向系统内补充胺液，将胺液浓度控制在工艺指标范围内，并保证足够的系统藏量。

1.打开溶剂配制回收罐D-414顶放空阀和加胺漏斗连通阀；

2.将适量胺液从漏斗倒入D-414内，一次最多5吨；

3.关闭D-414顶放空阀和加胺漏斗连通阀；

4.打开D-414至溶剂贮罐D-404的压胺阀；

5.稍开D-414顶非净化风充压阀向D-404缓慢压送胺液；

6.待D-414内胺压完后关闭非净化风充压阀，关闭至D-404压胺阀，打开D-414顶放空阀泄去D-414压力；

7.根据需要向D-404加入适量软化水。

注意：

开始充压时由于D-414压力低非净化风充压阀开度不能过

大，更不能全开，以防系统风压降低，汽油或碱液经非净化风管线倒窜入D-414及胺液系统，造成胺液严重发泡，压胺时也应控制较低的压胺速率（由非净化风充压阀开度控制）。

（五）10%新鲜碱液配制操作

1.改好收碱流程，联系酸碱库收适量30%碱液至D—506/2、3后关

闭收碱阀；

2.打开注水阀向D-506/2、3注软化水到所需高度；

3.改好D—506/2、3自循环流程，启动新鲜碱液泵P-509，将碱液

循环8小时左右，使各部浓度均匀；

4.关闭D-506/2、3顶自循环阀，关闭P-509出口阀，停P-509；

5.测定新鲜碱液浓度，做好记录。

（六）催化剂碱液配制操作

1.确定D-506/2新鲜碱液量和所需催化剂量；

2.启动P-509从D-506/2抽10%新鲜碱液至催化剂碱液配制罐D-507内，待D-507液面达70%后停运P-509；

3.将催化剂（磺化钛菁钴或聚钛菁钴）放在桶内用4%新鲜碱液调

成母液，从加剂口倒入D-507中，用非净化风搅拌均匀；

4.启动催化剂碱液配制泵P-507将D-507内催化剂碱液送入D-506/2，再用P-509将D-506/2内碱液循环4小时，使各部浓度均匀，配成催化剂浓度约150ppm的催化剂碱液；

5.关闭D-506/2、3顶自循环阀，关闭P-509出口阀，停P-509；

6.根据需要将配好的催化剂碱液适时适量补入系统。

（七）防胶剂配制操作

由于裂解汽油含有大量的不饱和烃尤其是二烯烃，安定性差，诱导期短，需加入适量防胶剂（又称抗氧剂）2、6—二叔丁基对甲酚，以中断自由基氧化链反应，延长其诱导期，改善其安定性。

1.将汽油引入防胶剂配制罐D-504中至液面50%；

2.根据需要将适量防胶剂从加剂口倒入D-504内；

3.向D-504收汽油到液面达80%；

4.启动防胶剂配制泵P-505，将D—504内防胶剂自循环2小时，使防胶剂充分溶解；

5.用P-505将D—504内防胶剂注入防胶剂计量罐D-505/1.2内至液面80%；

6.启动防胶剂计量泵P-506/1.2将D-505/1.2内防胶剂注入精制汽油中。

（八）防腐剂加入操作

精制汽油经抽提和混合氧化两步脱臭后仍含有微量的硫醇及单质硫等活性硫组分，易对金属构成化学腐蚀；同时精制汽油中的微量水分会在金属表面引起电化学腐蚀，使金属生锈等。

为了防止这些现象的发生，需在精制汽油中加入适量苯骈三氮唑等表面活性剂类防腐剂，在金属表面形成薄薄的一层保护膜，避免活性硫、水、氧等与金属表面接触，防止金属表面腐蚀生锈等。

1.打开防腐剂配制罐跨线阀，全关其出入口阀；

2.打开罐底退油阀和干气充压阀，将罐内余油用干气压送至凝缩

油罐D-406中；

3.全关干气充压阀，待罐内压力与D-406压力平衡后关闭罐底退

油阀，打开排凝阀泄去罐内余压后关闭排凝阀；

4.打开罐顶盖板取出防腐剂内桶并向桶内一次性加入约3Kg防腐

剂后将内桶放入配制罐内合上并紧固罐顶盖板。

5.打开防腐剂配制罐出入口阀，根据需要逐步关小或全关跨线阀

让精制汽油流经罐内将防腐剂加入精制汽油中。

（九）瓦斯蒸发器D-605的操作

当全厂燃料气系统压力降低，瓦斯量不足时，根据厂部安排需投用瓦斯蒸发器D-605，将液化气或气分装置的碳四用蒸汽加热生成瓦斯，维持全厂燃料气系统压力，保证全厂燃料气的供需平衡。

⒈投用：

⑴接调度通知准备投用D-605后，首先在室内将压控阀PIC311和液控阀LIC309置于手动全关位置；

⑵去现场检查D-605流程:

打开D-605顶出口阀和瓦斯入管网阀，

关闭罐底至凝缩油罐D-406的退油阀；

⑶引蒸汽至压控阀PIC311前，打开其排凝阀脱去凝结水后关闭排

凝阀；

⑷联系气分岗位打开碳四馏分至D-605阀，并适当关小碳四出装

置阀，引碳四馏分到液控阀LIC309前（注意，此前应检查精制液化气至D-605阀是否全关，以防精制液化气倒入碳四馏分中造成丙烯流失）；

⑸也可打开精制液化气至D-605阀，引液化气到液控阀LIC309前（注意，此前应联系气分岗位检查碳四馏分至D-605阀是否全关）；

⑹稍开液控阀LIC309付线阀，缓慢引碳四馏分或液化气至D—605

中，待液面升至约40%后关闭付线阀；

⑺打开D-605外盘蒸汽阀，打开液控阀LIC309及压控阀PIC311上下游阀，做好随时投用D-605的准备；

⑻接调度通知正式投用D-605后，逐步打开液控阀LIC309至液面约50%时投自动，逐步打开压控阀PIC311引内盘蒸汽使燃料气系统压力上升，至指定值后投自动，将燃料气系统压力控制在所需范围内。

⒉停用：

⑴接调度通知停用D-605后，将压控阀PIC311改手动置于全关位置，此时所发瓦斯流量FIQ322会迅速降低，液控阀LIC309阀位迅速关小，至全关时改手动；

⑵联系气分岗位关闭碳四馏分至D—605阀或去现场关闭精制液化

气至D-605阀；

⑶全关压控阀PIC311和液控阀LIC309上、下游阀，关小外盘蒸汽阀让罐内残余烃缓慢挥发，至液面降至零后关闭外盘蒸汽阀。

（十）预碱洗系统换碱

1.退碱前应联系二联合碱渣处理装置做好收碱渣准备；

2.检查各塔底退碱阀、各罐底退碱阀、各罐顶补碱阀是否处于全

关位置；

3.打开D-501底退碱阀启动P-502向碱渣处理装置退碱渣，或打开D-601底退碱阀及P-601出入口跨线阀将碱渣自压至碱渣处理装置，派专人在现场监视液面；

4.待D-501或D-601内碱渣退完停运P-502或关P-601出入口跨线阀，关闭罐底退碱阀，严防汽油或液化气退入碱渣处理装置，通知碱渣处理装置碱渣退完；

5.打开D-501或D-601补碱阀，启动P-509将D-506/3内新鲜碱液泵入罐内，注意补碱速度不能过快，以防系统超压；

6.待罐内液面达到所需高度后停运P-509，关闭补碱阀，换碱完

毕。

（十一）抽提系统换碱

1.退碱前应联系二联合碱渣处理装置做好收碱渣准备；

2.检查各塔底退碱阀、各罐底退碱阀、各罐顶补碱阀是否处于全

关位置；

3.关闭碱液氧化注风及加热器E-501或E-601热源蒸汽；

4.停运抽提碱液循环泵P-501或P-601，中断抽提碱液循环，用抽

提塔底液控阀LIC501或LIC601将塔内碱渣自压至分离罐D-502或D-602中，注意控制流速，防止分离罐液面上升过快；

5.打开D-502或D-602底退碱阀，启动P-502或P-601将罐内碱渣退到碱渣处理装置，派专人监视抽提塔及分离罐液面，待抽提塔内碱渣退尽后关闭液控阀LIC501或LIC601上游阀，严防汽油或液化气带入氧化塔，导致安全阀启跳，甚至引发设备事故；

6.待分离罐D-502或D-602内碱渣退尽后关闭罐底退碱阀，打开碱液氧化塔C-502或C-602底退碱阀；

7.待C-502或C-602内碱渣退尽后，关闭塔底退碱阀，停P—502或P-601，通知碱渣处理装置碱渣退完；

8.液化气抽提塔C-601内碱渣也可直接打开塔底退碱阀及P-601出入口跨线阀，靠塔内压力自压至碱渣处理装置，但要严防液化气倒窜入碱渣管线及碱渣处理装置；

9.打开D-502或D-602罐顶补碱阀，启动P-509将D-506/2内催化剂碱液泵入罐内，待液面建立后，启动P-501或P-601向抽提塔C-501或C-601内打碱液循环，控制好分离罐液面；

10.待抽提塔C-501或C-601底液面建立后，打开液控阀LIC501或LIC601上游阀进行碱液循环，控制好塔底液面；

11.待抽提塔C-501或C-601和分离罐D-502或D-602液面均达到50%左右时，停P-509，关闭D-502或D-602顶补碱阀补碱完毕。

12.给上碱液氧化注风及加热器热源蒸汽，调整操作。

（十二）混合氧化系统换碱

1.退碱前应联系二联合碱渣处理装置做好收碱渣准备；

2.检查各塔底退碱阀、各罐底退碱阀、各罐顶补碱阀是否处于全

关位置；

3.关闭混合氧化注风；

4.改P-502运行泵出口流程:

关闭至混合氧化塔C—503的碱液循环阀，打开退碱阀，将碱液分离罐D-503内碱渣退至碱渣处理装置，派专人监视分离罐液面，待罐内碱渣退尽后停P-502，严防汽油退入碱渣处理装置；

5.打开混合氧化塔C-503底退碱阀，启动P-502将塔内碱渣退出装置；

6.待C-503内碱渣退尽后，关闭塔底退碱阀，停P-502，通知碱渣处理装置退碱完毕；

7.打开D-503罐顶补碱阀，启动P-509将D-506/2内催化剂碱液泵入罐内，待液面建立后，启动P-502向C-503打循环；

8.待D-503液面上升到40%左右停P-509，关闭D-503顶补碱阀，补碱完毕；

9.给上混合氧化注风，调整操作。

三、产品质量控制

（一）净化干气、液化气H2S含量控制

１．影响因素：

（1）吸收塔胺液循环量小；

（2）系统胺液浓度低；

（3）胺液再生效果差，贫液H2S含量高；

（4）溶剂变质、发泡；

（5）稳定干气、液化气流量及H2S含量增加；

（6）吸收塔温度高、压力低、吸收效果差；

（7）贫富液换热器E-401内漏，贫液H2S含量高。

２．调节方法：

（1）净化干气、液化气H2S含量一般通过FIC402、FIC403调节吸收塔胺液循环量来控制；

（2）视胺液浓度向系统内补充适量胺液；

（3）控制好再生塔温度、压力，保证溶剂再生效果；

（4）加强富液过滤，D-401切液，必要时加阻泡剂；

（5）联系稳定岗位搞好平稳操作，使干气、液化气量不致大幅波动；

（6）降低贫液冷后温度，提高吸收塔压力；

（7）装置降量，E-401贫富液改走跨线，联系有关部门抢修。

（二）、酸性气烃含量控制

１．影响因素：

（1）闪蒸罐压力高；

（2）吸收塔液面或界面偏低；

（3）胺液循环量过大；

（4）胺液变质，发泡；

（5）稳定干气带液；

（6）稳定液化气C5含量偏高；

（7）仪表失灵。

２．调节方法：

（1）酸性气烃含量一般通过闪蒸罐顶压控阀PIC402降低闪蒸罐压力，增加闪蒸效果来控制；

（2）控制好吸收塔液面或界位，防止烃类窜入闪蒸罐；

（3）向系统内补充胺液，提高胺液浓度，降低循环量；

（4）加强富液过滤，必要时加阻泡剂；

（5）联系稳定岗位搞好再吸收塔操作，同时加强D-401干气脱液；

（6）联系稳定岗位搞好稳定塔操作，降低液化气C5含量；

（7）联系仪表处理，必要时开压控阀PIC402副线。

（三）、精制液化气总硫含量控制

精制液化气总硫含量主要通过FIC403、FIC601分别调节液化气脱硫吸收塔胺液循环量和液化气脱硫醇抽提塔碱液循环量增强脱硫脱硫醇效果来控制。

１．影响因素（脱硫部分见液化气H2S含量控制）：

（1）预碱洗碱液浓度低；

（2）预碱洗碱液循环量小；

（3）抽提系统碱液浓度低；

（4）抽提系统碱液循环量小；

（5）抽提系统碱液再生温度过高或过低；

（6）抽提系统碱液催化剂浓度低或催化剂失活；

（7）碱液氧化注风量小。

２．调节方法（脱硫部分见液化气H2S含量控制）：

（1）精制液化气总硫含量一般通过FIC403、FIC601分别调节液化气脱硫吸收塔C-402胺液循环量和液化气脱硫醇抽提塔C-601碱液循环量增强脱硫脱硫醇效果来控制；

（2）及时更换预