海川网环氧丙烷装置操作规程.docx

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海川网环氧丙烷装置操作规程

4.0万吨/年环氧丙烷装置工艺规程与操作法

1.范围

本标准规定了4.0万吨/年环氧丙烷装置的工艺规程与操作法。

本标准适用于4.0万吨/年环氧丙烷装置。

2.生产任务

4.0万吨/年环氧丙烷装置是以丙烯、氯气和石灰乳为原料，经过氯醇化、皂化及精馏工序得到成品环氧丙烷。

3.原料及产品性质

3.1原料的性质

3.1.1丙烯

分子式C3H6，结构式CH3-CH=CH2，分子量42，常温常压下，无色气体，带有甜味。

气体的密度1.87Kg/m3,液体的密度513.9Kg/m3。

熔点-185.2℃，沸点—47.7℃。

化学性质很活泼，与空气混合形成爆炸性混合物，爆炸极限2.0-11.0％（体积）。

主要用于制环氧丙烷、聚丙烯、丙烯腈等。

一般由热裂化和催化裂化气体中分出,也是轻油裂解制乙烯时的副产品。

3.1.2氯气

分子式Cl2，分子量70.91。

在常温常压下，是一种黄绿色、具有刺激性气味的气体，能溶于水。

沸点-34.6℃。

密度3.17Kg/m3。

氯气的毒性很大，能刺激粘膜、呼吸道和眼睛，还可引起肺水肿，使用时要特别注意，防止中毒。

氯气的化学性质非常活泼，能氧化几乎所有的金属、氢以及许多处于低价态的元素化合物,还能与水、碱等发生反应。

氯气和氢气混合时能发生爆炸，爆炸极限为4.0～96.0％（氢气体积含量）。

氯气由氯碱车间供给，用电解饱和食盐水的方法制得。

本工段通过氯气跟水及丙烯反应得到氯丙醇。

此外氯可用于合成农药、塑料、纤维、橡胶等。

3.1.3石灰

主要成分是氧化钙，分子式CaO，纯的为白色，含有杂质时为淡灰色或淡黄色，一般呈块状，有时呈粉状。

露置在空气中渐渐吸收CO2而生成CaCO3。

氧化钙的密度为3350Kg/m3，熔点为2580℃。

易溶于酸，难溶于水，但能与水化合生成氢氧化钙，可用石灰石置于石灰窖中煅烧而制得。

3.2成品的性质

3.2.1环氧丙烷

O

分子式C3H6O，结构式CH3－CH－CH2。

分子量58，无色液体。

有醚的气味，密度859Kg/m3。

沸点33.9℃，闪点-37℃，在空气中的爆炸极限为2.1-37％（体积）。

与水作用生成丙二醇。

主要用于制备丙二醇和聚醚，也可用作制甘油、各种油田助剂等。

3.2.2二氯丙烷

ClCl

分子式C3H6Cl2，结构式CH3－CH－CH2，又称氯化丙烯,无色液体,有象氯仿的气味。

密度为1156Kg/m3，沸点96.8℃，闪点21℃，着火点38℃。

难溶于水，易溶于乙醚。

与大多数有机溶剂混溶。

脱除氯化氢后则得氯丙烯。

可作防霉剂或杀菌剂。

也是油脂和石蜡等的溶剂。

由丙烯与氯气在二氯丙烷液相中低温加成和分馏而制得；也是丙烯高温氯化制氯丙烯的副产品。

3.2.3氯丙醇OHCl

分子式C3H7OCl，有两种同分异构，α-氯丙醇：

CH3－CH－CH2，沸点126～127℃，密度1103Kg/m3；

ClOH

β-氯丙醇：

CH3－CH－CH2，沸点132～134℃，密度1111Kg/m3。

无色液体,有微弱气味。

分子量94.5。

溶于水、乙醇和乙醚。

性质活泼，由丙烯、氯气、水反应生成，与石灰乳进一步反应生成环氧丙烷。

3.3副产品的性质

3.3.1丙醛

分子式C3H6O，结构式CH3－CH2－CHO。

分子量58。

无色易燃液体。

有刺激性。

密度807Kg/m3，熔点-81℃，沸点47－49℃，溶于水，与乙醇和乙醚混溶。

在紫外光、碘或热的影响下，分解成二氧化碳和乙烷等。

能聚合,用空气、次氯酸盐和重铬酸盐氧化时生成丙酸,用氢还原时生成正丙醇。

与过量甲醛作用生成甲基丙烯醛。

用于制合成树脂、橡胶促进剂和防老剂等,也可用于作抗冻剂、润滑剂和脱水剂。

3.3.2丙二醇OHOH

有两种异构体。

较重要的是1，2-丙二醇：

CH3－CH－CH2，无色粘稠液体。

有吸湿性。

微有辣味。

密度1038Kg/m3，沸点188.2℃。

与酸反应能生成酯。

与烷基硫酸酯或氯代烃反应能生成醚,是油脂、石腊、树脂、染料和香料等的溶剂。

也可用作抗冻剂、脱水剂等,由环氧丙烷水解而成。

4.生产原理

4.1反应方程式

氯醇化反应方程式

Cl2+H2O=HCl+HClO

（1）CH3-CH-CH2（90%）

CH3-CH=CH2+HClOOHCl＋210KJ/Mol

（2）CH3-CH-CH2（10%）

ClOH

氯醇化副反应方程式

Cl2+CH3-CH=CH2CH3-CH-CH2

ClCl

CH3CH3

CH3-CH-CH2+Cl2+CH3-CH=CH2CH–O-CH（二氯异丙醚）+HCl

OHClCH2ClCH2Cl

OCl

CH3-CH-CH2CH3-C-CH2（氯丙酮）+H2

OHCl

OHClOCl

2CH3-CH-CH2+O22CH3-C-CH2（氯丙酮）+2H2O

皂化反应方程式

2HCl+Ca（OH）2=CaCl2+2H2O

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH3-CH-CH2+CaCl2+2H2O＋33KJ/Mol

OHClO

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH3-CH-CH2+CaCl2+2H2O＋33KJ/Mol

ClOHO

皂化副反应方程式

OHCl

2CH3-CH-CH2+Ca（OH）22CH3CH2CHO+CaCl2+2H2O

CH3-CH-CH2+H2OCH3-CH-CH2

OOHOH

4.2影响反应的主要因素

4.2.1影响氯醇化反应的因素

4.2.1.1反应温度的影响：

反应温度过低会降低氯气溶解速度，同时还会导致氯醇液中二氯丙烷液体的积聚，造成二氯丙烷的大量生成，温度过低还会降低主反应的速率；适当提高反应温度可提高反应速率，并可提高主反应的选择性。

通常提高反应温度的主要方法是预热氯醇化反应用水。

4.2.1.2氯醇浓度的影响：

反应液中氯醇浓度及氯离子浓度降低有利于氯醇选择性，因此，氯醇化反应必须保持较低的氯丙醇浓度和氯离子浓度。

通常控制氯醇浓度在4％左右。

4.2.1.3气态氯存在对反应的影响：

氯气和丙烯气反应生成二氯丙烷，尽量避免氯气和丙烯气用喷射溶氯，接触是提高氯丙醇选择性的一个重要环节，因此，往往采用在进入反应器以前首先溶解氯气，这对减少氯气与丙烯的接触是有利的，一般说来溶氯方法有两种：

一是鼓泡溶氯；二是二者都可达到同样的效果。

目前我厂`氯醇化反应器的氯气预溶是采用鼓泡溶解氯气的方式。

4.2.1.4气体线速度对产率的影响：

影响反应快慢的主要因素是传质速率，影响传质速率的是比表面积及液相传质系数。

通常对一定的反应介质来说液相传质系数是不变的。

当液体量及性质固定时，反应器设备固定时，则比表面积仅与气含率成正比，而气含率又与气体线速度有关。

气速增加时气含率增加，当气速增加到一定值时气泡汇和，反而使气含率下降，影响传质速率。

因此，在不超过极限的情况下，提高反应器内气体线速度对反应是有利的。

增加气体线速度能增加反应器与循环支管内液体重度差，增加气体的升力，以至增强液体自然循环。

4.2.2影响皂化反应的因素

4.2.2.1停留时间与转化率的关系：

皂化反应生成的环氧丙烷易水解成丙二醇，因此，皂化反应应选择一个较适宜的停留时间，以免因为停留时间过长环氧丙烷水解为丙二醇，或者停留时间过短反应不完全造成氯丙醇的损失。

4.2.2.2皂化废水碱度对反应的影响：

过量的碱可以保证反应的完全和防止逆反应。

但实验证明，废水碱度过高，有利于丙二醇的生成。

因此，适当控制废水碱度，可减少副反应，生产中通常控制皂化废水的PH值在9.0-11。

4.2.2.3温度对产率的影响：

温度是影响产率的主要因素。

温度过低造成反应速率的降低，也会造成氯丙醇转化率降低；温度过高则会造成丙二醇的生成，通常皂化反应温度控制在101-105℃。

4.3精馏原理

混合物中不同组分有不同的挥发度，通过精馏塔（填料或多层塔盘）的气液两相逆流接触，同时多次进行部分汽化和部分冷凝的过程中，发生了热量和质量的传递，使混合液得到分离的操作称为精馏。

由于轻组分沸点低，蒸气压高，易挥发，重组分沸点高，蒸气压低，不易挥发，所以，精馏塔越往上轻组分越多，越往下重组分越多。

一般精馏塔可分为三段，上段为精馏段，中段为进料段，下段为提馏段。

塔釜均为间接加热，进料位置通常在塔中部。

塔顶设冷凝器，将冷凝的液体部分或全部回流。

4.4影响精馏的主要因素

4.4.1回流比的影响

回流量与出料量之比叫回流比。

回流比过大或过小都会影响精馏操作的经济性和产品的质量，加大回流比，则使塔顶产品中的轻组分浓度增加，但却减小了塔的生产能力，也使塔顶冷量和塔釜热量消耗增大。

在正常操作中，应保持适宜的回流比，在保证产品质量的提下，争取最好的经济效益。

若塔顶产品中重组分含量增加，质量下降，要适当增大回流比，若塔的负荷（进料量）过低，为了保证塔内一定的上升蒸汽速度，也要适当增大回流比。

4.4.2进料组成的影响

进料组成的变化直接影响精馏操作，当进料中重组分的浓度增加时，精馏段负荷增加，对于固定了精馏段塔板数的塔来说，将会把重组分带到塔顶，使塔顶产品质量不合格。

若进料组分中轻组分的浓度增加，对于固定了提馏段的塔来说，将造成提馏段的轻组分蒸出不完全，釜液中轻组分的损失加大。

同时，进料组成的变化，还会引起全塔的物料平衡和工艺条件的变化，若组分变轻，则塔顶馏分增加，釜液排放量减少，同时全塔温度下降，塔压升高；组分变重，则情况相反。

进料组成变化时，可采用如下措施：

a）改进料口：

组成变重时，进料口往下改；组成变轻时，进料口往上改。

b）改回流比：

组成变重时加大回流比；组成变轻时减小回流比。

c）调节冷剂量和热剂量：

根据组成的变化情况，相应调节塔顶冷剂和塔釜热剂量，维持顶、釜的质量不变。

4.4.3温度的影响

温度包括进料温度、塔釜温度和塔顶温度。

进料温度对精馏操作的影响是很大的。

总的来说，进料温度降低，将增加塔釜的热负荷，减少塔顶的冷负荷；进料温度升高，情况相反。

当进料温度变化过大时，通常影响整个塔身的温度，从而改变气液平衡组成。

塔釜温度和塔顶温度的变化对精馏操作也有明显影响，釜温低于规定值时，釜液中轻组分的浓度增加，顶部产物量减少；当釜温高于规定值时，就会使塔板上的气相量增加，液相量减少，顶部产物增加，釜液量减少，顶产物重组分增多。

4.4.4进料量的影响

进料量变化的范围，不超出塔顶冷凝器和精馏塔再沸器的负荷范围时，只要调节及时得当，对釜温和顶温不会有显著的影响，而只影响塔内蒸气上升速度。

进料量增加，蒸气上升速度增加，一般对传质是有利的，在蒸气上升速度接近于液泛速度时，传质效果最好。

若进料量再增加，蒸气上升速度超过液泛速度时，则严重的雾沫夹带会破坏塔的正常操作。

进料量减少，蒸气上升速度降低，对传质是不利的，特别是对筛板塔和斜孔塔，蒸气上升速度降低容易形成液漏，降低精馏效果。

因此，低负荷操作时可适当地增加回流比，提高塔内的蒸气上升速度，以提高传质效果，但塔内的蒸气上升速度超过最大允许速度时会造成液泛，破坏塔的正常操作。

4.4.5压力的影响

4.4.5.1塔的设计和操作都是基于一定的压力下进行的，因此，一般精馏塔都要保证压力的恒定。

压力升高则气相重组分减少，相应地提高了气相中轻组分的浓度，液相中轻组分含量较前增加，同时也改变了气液相重量比，使液相量增加，气相量减少，总的结果是塔顶馏分中轻组分浓度增加，但数量却相对减少，釜液中的轻组分浓度增加，釜液量增加。

同理，压力降低塔顶馏分的数量增加，轻组分浓度降低，塔釜液相量减少。

若因操作不正常引起塔顶产品重组分浓度增加时，可适当采用提高操作压力的办法，使产品质量合格，但此时釜液中的轻组分损失增加。

4.4.5.2压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。

4.4.5.3压力增加，组分的重度增大，塔的处理能力增大。

4.4.5.4塔压的波动，将引起温度和组分间对应关系的混乱，我们在操作中经常以温度做为衡量产品质量的间接标准。

但是这只是在塔压恒定的前提下是正确的。

当塔压改变时，混合物的泡点、露点均发生变化，引起全塔的温度发生改变，温度和产品质量的对应关系也将发生改变。

从以上分析可以得出，改变操作压力，将改变整个塔的操作状况，因此在正常操作中应维持恒定的压力（工艺指标），只有在塔的正常操作受到破坏时，才能根据以上的分析，在工艺指标允许的范围内，对塔的操作压力进行适当调节。

应该指出，在精馏操作过程中，进料量、进料组成、进料温度、塔釜热水量、回流比、回流温度、冷剂流量的改变，以及塔板堵塞等，都可能引起塔压的波动。

此时应首先分析引起塔压波动的原因及时处理，恢复正常。

总之，在精馏操作时要掌握好物料平衡、气液平衡、热量平衡。

物料平衡体现了塔的生产能力，它主要靠进料量和塔顶、塔釜采出量来调节。

当塔的操作不符合总的物料平衡式时，这可以从塔压差的变化上看出，进的多，出的少，则塔压差上升，对于一个固定的精馏塔来说，塔压差应在一定范围内。

塔压差过小，说明塔内上升蒸气过小，塔板上气液湍动的程度过低，传质效果差。

对筛板、浮阀、斜孔等塔板还容易产生液漏，降低塔板效率。

物料平衡是塔操作中的一个重要环节。

另外，如果正常的物料平衡受到破坏，那么气液平衡也达不到预想的效果，热量平衡也得重新调整。

气液平衡主要体现产品的质量损失情况，它是靠调节塔的操作条件（温度、压力）及塔板上气液接触的情况来达到的，因此，只有在温度、压力发生变化时，气液平衡所决定的组成就发生变化，产品的质量和损失就发生变化，气液平衡和物料平衡密切相关，物料平衡掌握的好，塔内上升蒸气速度合适，气液接触好，则传质效率高。

每块塔板上的气液组成就接近于平衡组成，塔板效率高，反之亦然。

当然，温度、压力也会随着物料平衡的改变而改变，反过来，温度、压力的改变，又可造成塔板上气液相相对量的改变，从而破坏原来的物料平衡。

总之，气液平衡的组成与物料平衡有着不可分割的关系。

热量平衡是物料平衡和气液平衡得以实现的基础。

它又依附于物料平衡和气液平衡。

例如，进料量和组成发生改变，则塔釜热量和塔顶耗冷量，均应作相应的改变。

反过来，热量平衡发生了变化，也会影响物料平衡和气液平衡的改变。

所以，掌握物料平衡、气液平衡、热量平衡是精馏操作的关键所在，这三个平衡是相互影响，相互制约的。

操作中，通常以物料平衡的变化为主，相应地调节热量平衡，去达到气液平衡的目的。

5.工艺流程

5.1来自中沥公司的液相丙烯进入液相丙烯缓冲罐，然后经过滤器过滤，用调节阀调节流量后进入丙烯一级气化器E-2101，与主装置区回盐水换热后进入丙烯二级气化器E-2102，与热水换热后，进一步气化升温后进入气相丙烯缓冲罐V-2101，在罐内缓冲后经过滤器V-2105过滤，进入丙烯质量流量计FT-2101，流量调节通过FICQ-2101与氯气调节阀联锁调整经丙烯喷射泵X－2101与尾气循环系统的循环气混合后，进第二丙烯缓冲罐V-2106再送入氯醇反应器R-2101。

5.2来自氯碱车间的氯气，经氯气缓冲罐V-2102稳压后，经过滤器V-2102过滤，再经氯气质量流量计FICQ-2102之后分成两路，一路与丙烯配比调节后进入氯醇化反应器R-2101（分两种形式进塔，一种经水力喷射泵利用工艺水压力抽氯气混合后与工艺水一起进塔，另一种直接通过氯醇反应器R-2101的鼓泡式溶氯器进塔），另一路与尾气循环气配比调节送至丙烯回收反应器R-2501。

5.3工艺水分两路，一路经泵P-2104加压，在皂化全凝器E-2204预热后和另一路经皂化全凝器E-3204预热后的工艺水混合后再进入工艺水预热器E-2206二次预热，然后再分两路，一路经调节流量送至丙烯回收反应器R-2501，反应生成稀氯醇液，另一路经调节流量后再与丙烯回收反应器R-2501溢流出的稀氯醇一起送至氯醇化反应器R-2101。

5.4水、稀氯醇液、氯气、混合丙烯进入氯醇反应器R-2101内，进行气液相提升反应，生成浓度4%左右的氯丙醇溶液；尾气去碱洗塔T-2101，用一定浓度的碱液喷淋洗涤之后，进入DCP冷却器E-2103，经盐水冷却后，不凝气送至循环气压缩机K-2501，冷凝液进入DCP分离罐V-2306。

DCP分离罐内上层液体进入氯丙醇缓冲罐，下层液体进入DCP储罐V-2307。

5.5氯醇液溢流至氯醇缓冲罐V-2103，用泵P-2101通过变频流量调节送入一级混合器H-2201。

5.6石灰乳由石灰乳工段送至本工序，石灰乳经变频流量调节后，分别进入皂化一级、二级混合器与氯醇混合。

5.7氯醇液与石灰乳的混合液进入皂化反应器R-2201。

5.8进入皂化反应器的蒸汽分两部分：

生蒸汽从塔底进入塔内，作为加热蒸汽;二次蒸汽在反应器塔釜液面上部进入作为提升蒸汽,皂化废水由塔底自流至闪蒸罐V-2202.皂化反应器内生成的粗PO气体和部分水汽上升经内回流换热器E-2201，冷凝液回流，气相进入皂化第一外回流冷凝器E-2202，用溴化锂所用的热水冷却，冷凝液回流，气相进入皂化第二外回流冷凝器E-2203，用循环水冷却，冷凝液与E-2202的冷凝液一起回流至塔，E-2203的气相进入皂化全凝器E－2204，与工艺水换热，全凝液进入粗PO中间罐V-2201，不凝气进入放空冷却器E-2205，经冷冻盐水冷却后，气相放空，液相流入V-2201。

5.9皂化残液进入闪蒸罐V-2202后经顶部蒸气喷射泵K-2201，2202，2203抽吸，进行闪蒸，闪蒸后废水用泵P-2202变频调节流量输送至压滤装置，中间经暖汽换热器和工艺水预热器E-2206进行热量回收，而闪蒸后的二次蒸汽进入皂化反应器作为提升蒸汽用。

5.10工艺水预热器E-2206会因石灰结垢而堵塞换热器，要隔几个月进行一次运行中的旁路操作，进行换热器列管疏通，而在冬季，由于暖汽换热器的使用，进行列管疏通的时间间隔就更短。

5.11粗PO中间罐V-2201中的粗PO，用泵P-2201输送至精馏塔T-2301.

5.12粗PO进入精馏塔后，经过精馏分离，塔底液用精馏塔底泵送至脱水塔T-2302，精馏塔采用侧线出料和塔顶出料相结合的方式，塔顶气相进入精馏一级换热器E-2302A,B，经与循环水换热后，气体进入精馏二级换热器E-2303，经溴化锂冷水冷却后，气体进入精馏放空冷凝器E-2304，经盐水冷却后，不凝气放空，冷凝液与一级、二级换热器的冷凝液一起回流进入回流罐V-2301，回流液用泵P-2303经调节阀FIC-2304控制流量回流入精馏塔内、采出的合格PO经出料换热器E-2305冷却流至PO计量罐V-2304A.B。

注：

以上流程为侧线出料时的精馏工序流程，如果粗PO中的轻组分较少，塔顶出料可以满足质量要求时，则采取塔顶出料流程：

采出液在PO回流罐内采出，一部分回流，其余作为环氧丙烷成品出料。

5.13精馏塔底液用再沸器E-2301加热，热源来自皂化反应器内回流换热器，热水通过变频调节流量以控制精馏塔底温度。

5.14脱水塔由中部进料，底部有再沸器E-2306，用蒸汽加热，由调节阀FIC-2306控制流量，底液用脱水塔底泵P-2304经换热器E-2309冷却后送入DCP分离罐V-2306。

气相进入塔顶冷却器E-2307，不凝气进入放空冷凝器E-2307，不凝气放空，冷凝液与E-2306冷凝液一并流入脱水塔回流罐V-2303，用泵P-2305输送部分冷凝液作为脱水塔回流液，部分作为精馏塔进料输送至粗PO中间罐V-2201。

回流与进料都有调节阀控制。

6.主要设备及规格

6.1氯醇反应器

规格：

主反应器Φ2000×8，循环管部分为Φ800×6，气液分离器为Φ4200×6/8，连通部分为

Φ900×6，氯醇反应器除去活套法兰材质为Q235-B，鼓泡式溶氯器为哈氏合金外，其余材质为钛材和钛复合板。

6.2皂化塔

规格：

Φ3600×24600×8，塔内共有塔板15块。

进料口以上6块塔盘，进料口以下9块塔盘.设备材质：

主体部分为不锈钢，裙座部分为Q235-A。

6.3闪蒸罐

规格：

Φ3400×15200×12，材质：

Q235-A。

6.4精馏塔

规格：

Φ1600×47000×10。

本塔采用浮阀结构,浮阀材质为不锈钢，设备材质：

精馏段为Q235-A，提馏段为不锈钢。

6.5脱水塔

规格：

Φ600×27000×8。

本塔全部采用丝网波纹填料.设备材质：

不锈钢。

该设备利用原装置初精馏塔改造而成.

6.6第一碱洗塔

规格：

Φ1600×9000。

材质：

衬钛。

6.7第二碱洗塔

规格：

Ф1200×6500。

材质：

衬钛。

6.8丙烯回收反应器

规格：

利旧设备。

材质：

钛材。

7.操作法

7.1开车前的准备工作

7.1.1开车前吹扫工作

7.1.1.1初次开车前应吹扫各设备及管线，先用蒸汽，然后用压缩空气，最后用高纯度氮气进行吹扫，在气相丙烯缓冲罐中取样化验，氧气含量不得大于3％（V%）。

7.1.1.2停车大修后开车，应对整个氯醇化系统进行氮气吹扫，在氯气缓冲罐和气相丙烯缓冲罐中取样化验，氧气含量不得大于3％（V%）。

7.1.1.3平时短时间停车再开车时，须对氯醇下液管进行氮气吹扫，氮气用量两瓶即可。

7.1.2按标准认真检查各设备是否合乎试车要求，设备、阀门严密，各系统要无滴漏现象存在。

7.1.3认真检查各运转设备，分别加油，空转、带负荷运转，各项指标均要合乎开车要求。

7.1.4将各换热器的冷却水出口阀门全开，进口阀门适当开启。

在刚开车的时候，要用蒸汽将热水罐内水加热，用来气化丙烯二级气化器中的丙烯。

7.1.5尾气循环装置开工前，首先要进行循环气压缩机的单机试运，初次开工时要进行管道

吹扫和置换。

7.1.6尾气循环装置初次开工前，要进行在线气相色谱仪的调试和校准，保证测量结果的准确性。

7.1.7循环气压缩机启动前首先打开工作液阀门.当水从自动排水阀流出时关闭，同时要将压缩机出口阀门全部打开，进口阀门关闭或微开。

7.1.8联系制冷工段，送低温盐水，

7.1.9联系氯碱车间，送循环水。

7.1.10通知石灰乳工段，做好送石灰乳准备。

7.1.11联系中沥公司液化气岗位，向液相丙烯缓冲罐内输送适量的丙烯。

7.1.12联系调度，按预定时间准时送氯气。

7.2开车程序

7.2.1各控制仪表要处于手动位置。

7.2.2首先向丙烯回收反应器R-2501和氯醇反应器R-2101送水，至R-2501、R-2101满停止加水。

7.2.3通知制冷工段送盐水，保证丙烯一级气化器E-2101有足够回盐水.

7.2.4与调度联系，供应蒸汽。

7.2.5开启热水泵，打开丙烯丙烯二级汽化器的热水阀门和蒸汽阀门，并将热水调节阀开启。

7.2.6打开丙烯液相进口阀，调节液相丙烯调节阀，保持丙烯缓冲罐V-2101压力稳定在规定范围内。

正常后将V-2101压力控制切换为自控。

7.2.7在确认R-2101塔顶尾气放空阀打开后,调节丙烯气体调节阀，按一定流量向氯醇反应器通入丙烯，同时调节E-2101的盐水流量和E-2102的热水及蒸汽流量，控制丙烯气体温度在规定范围内。

7.2.8向氯醇反应器内送丙烯的同时，启动压缩机,关闭R-2101塔顶尾气放空阀，调节泵的出气流量及压力。

7.2.9开启碱液循环泵，向碱洗塔T-2101及T-2501内送碱液，控制两塔内的碱液量.

7.2.10送丙烯15-20分钟后，开始向氯醇反应器R-2101和丙烯回收反应器R-2501内送氯气。

根据循环气氧气含量调节进气比例，保持Cl