1、 工艺系统专业工程统一规定目 次1 设计范围12 设计原则13 一般工程设计规定13.1 计量单位13.2 工程单位23.3 使用的计算软件23.4 现场气象条件23.5 标准和规范33.6 物理性质34 流程图34.1编号系统34.2符号34.3工艺流程图的内容和升版34.4管道和仪表流程图的内容和升版55 安全和环保（HSE）要求75.1 设计阶段HSE计划及程序75.2 装置设计中采用的环境保护措施85.3 装置安全运行及操作人员的人身安全85.4 安全系统设计准则85.5 安全仪表系统（SIS）设计原则95.6 各装置反应部分快速泄压要求95.7 低液位停泵95.8 带流量控制的离心泵2、最小流量旁路线105.9 在工艺容器和泵之间的自动联锁阀105.10 重要用途备用泵的驱动机105.11 进料罐或反应部分气液分离器的高液位105.12 压缩机的隔离105.13 倒流超压保护105.14 排放要求115.15 泵密封115.16 处理苯的强制规定115.17 处理含H2S物流的强制规定126 设备设计基础126.1 设计压力126.2 设计温度166.3 设备设计寿命166.4 腐蚀裕量177 容器工艺设计187.1 液体停留时间187.2 其它188 塔板和填料工艺设计198.1 塔板198.2 填料199 换热器工艺设计199.1 一般要求199.2 管壳程流体的确定193、9.3 防冲板209.4 换热终温2010 空冷器工艺设计2010.1 空冷器设计余量2010.2 设计温度2010.3 管排数的确定2110.4 管程数的确定2111 加热炉工艺设计2111.1 混相2111.2 液相2111.3 气相2111.4 易结焦的物流2112 泵工艺设计2112.1 设计余量2112.2 气蚀余量2212.3 泵的密闭排放2212.4 泵的冷却2212.5 泵的封油和冲洗2213 压缩机工艺设计2213.1 一般规定2213.2 工艺流程设计的一般要求2214 仪表和控制阀3114.1 控制系统3114.2 报警和停车装置3114.3 隔断阀3114.4 联锁切断4、阀3114.5 密封等级要求3115 安全阀3115.1 一般规定3115.2 特殊规定3216 加热炉燃料气阻火器3217 设备及管道排气与排液3217.1 设备及管道排气管设置3217.2 设备及管道排液管设置3217.3 排气与排液阀门设置图3418 管道系统工艺设计规定3418.1 管道内单相流体流速及压力降控制推荐值3518.2 单相流4319 保温材料5320 工艺和公用工程管道设计要求5321 火炬及排放系统5621.1 概述5621.2 排放设施上游管线的设计5621.3 气体排放系统5621.4 火炬/放空系统负荷分析5921.5 下游管系的尺寸确定5921.6 下游管系的布5、置6021.7 流量测量要求6121.8 管路设计6121.9 减少火炬负荷的措施6222 采用的主要标准规范64说明：本文件解释权在设计管理部。1 设计范围本规定适用范围为XXXX项目详细工程设计阶段工厂的基础设施、工艺装置界区和公用工程的设计。本规定不适用于专利商的工艺设计。这些工艺设计准则目的是为XXXXX项目详细工程设计阶段的工艺设计提供工程指南和程序。这些准则将根据需要升版，将新出现的信息包括进来，调整相关内容以适应所涉及到的改变。 在本文件，“应”,“要”和“必须”应理解为强制遵守本指南，“宜”为强烈推荐遵守本指南。 偏离这些指南需要经工程项目组的批准。工程项目的设计、施工和操作必6、须遵守工程项目组规定的所有项目的工程规定和中国的标准规范（见22节）。本指南不认可对适用的标准和规范的偏离，不管其内容如何。2 设计原则 借鉴现代化工厂布置模式，结合中国国内的实际情况，在保证安全、有利生产、方便管理的前提下，生产装置尽可能的联合，集中控制、统一管理，公用工程和辅助设施尽可能靠近负荷中心，以尽量节约投资，减少占地和运营费用。在基础设计文件基础上，进一步优化总图布置，以节约占地。 充分利用现有的公用工程设施、贮存设施、辅助生产设施、生活福利设施等的富裕能力，以提高本项目的经济效益。 严格落实国家环境保护总局对本项目的批示意见，采取措施减少排污，落实治理。 贯彻“安全第一，预防为主7、”的方针，确保本项目职业安全卫生技术措施和设施与主体工程同时投产使用。认真落实国家安全生产监督管理局的指示，全面贯彻劳动安全卫生预评价报告中的要求。 严格执行中国的强制性标准。如果专利商的标准和国外标准高于中国标准，则执行更严格的标准。严格执行项目组制订的有关本项目的各项规定和原则。3 一般工程设计规定3.1 计量单位原则上计量单位应使用国际单位制SI。本项目主要使用的单位见表3.1。表3.1 主要使用的单位量单位符号压力（表压）MPa压力（绝压）MPa质量kg长度m 或 mm密度kg/m3流量质量流量kg/h体积流量m3/h液体（标准状态：15 ）m3气相（标准状态：0 ）m3热焓kJ/kg8、热通量MW动力粘度MPas 或 cP3.2 工程单位标准状态和焓基准液体标准状态(STP)定义为：15.4oC和103.325 kPa(a)气体标准状态(STP)定义为：0oC和101.325 kPa(a)焓基准定义为: 25oC时的液体计算/规定精度计算和规定的数字一般应保留小数点后三位有效数字，但特别敏感和关键的数据可能会需要更高的精度。3.3 使用的计算软件 流程模拟采用ASPEN PLUS或PRO软件进行计算。 换热设备采用美国传热协会HTRI的Xchanger Suit软件进行计算，包括无相变换热器、空冷器和重沸器，其它有效版本的换热设备计算程序也应该可行。 塔类设备采用美国传质协会9、FRI的筛孔塔板计算程序与国内自己开发的有效版本的浮阀、填料等各类塔计算程序。 脱硫及溶剂再生使用AMSIM软件进行流程模拟计算。3.3.5 其它单体设备有效版本的计算软件。3.4 现场气象条件项目现场设计条件包括在设计规定文件中。3.5 标准和规范工程项目的设计应根据项目组编制的标准和规范进行，同时应遵守所有中国规范，例如关于建筑物、压力容器、安全、健康、环境等方面的规范，详见标准规范清单XXXXXX及第21节所附 “标准和规范”。3.6 物理性质对于常规性的化学品、混合物和产品的物料性质应由专利商和供货商提供，并由承包商和业主共同协商。4 流程图工程项目的工艺流程图(PFD)、管道和仪表流10、程图(P&I D)、公用工程流程图(UFD)、热量和物料平衡(HMB)将由不同方提供：对于工艺装置，这些文件将由技术的提供方和工程设计方提供。公用工程和辅助设施则由工程设计方提供。4.1编号系统设备、仪表、PFD、P&ID、UID等文件和图纸的编号规定，详见本项目的规定文件。4.2符号设备、管道、仪表/控制符号见PFD首页图和P&ID首页图。4.3工艺流程图的内容和升版PFD将由技术提供方或设计(或承包)方提供。PFD是通过在不同的设计阶段的升版逐渐完善的，通常采用的各阶段版次及定义详见本项目的规定文件Rev.0 FA 基础设计供审核/批准版Rev.1,2, AFD 设计版Rev.next #11、 AFC 施工版PFD在上述版次中包含的内容如表所示，其中“P“表示是初步的数据。需在以后的版次中修改和确认的，“X”表示在当前版中应包括的最新内容。表各版PFD的内容描述IFRRFDRFC图纸图号XXX标题XXX连续性XXX设备名称XXX位号XXX驱动器型式-XX备用PXX材质（1）XXX尺寸和/或负荷PPX操作温度和操作压力PXX工艺数据物料平衡PXX能量平衡（2）PXX物理性质（2）PXX仪表主要过程控制回路PPX集散控制功能 *PPX远程指示*PPX事故停车系统*PPX安全泄压设备*PPX管道主要管线尺寸*PPX材质（1）PPX相关文件排放表PXX公用工程消耗表PXX注：（1）可在此材12、料流程图中体现。 （2）可出单独的物流数据表，包括物流数据、能量平衡及物性数据。 *必要时这些应包括在扩展的PFD中。4.4管道和仪表流程图的内容和升版P&ID将由技术提供方或设计(或承包)方提供，P&ID是通过在不同的设计阶段的升版逐渐完善的，通常采用的各阶段版次及定义如下：Rev. 0FA基础设计供审核/批准版Rev. 1,2, AFD设计版(在基础设计结束时发表)Rev. next # AFC施工版Rev. next # J竣工图/最终版P&ID在上述版次中包含的内容如表所示，其中“P“表示是初步的数据。需在以后的版次中修改和确认的，“X”表示在当前版中应包括的最新内容。表各版P&ID的13、内容描述FAAFDAFCJ图纸图号XXXX标题XXXX连续性XXXX设备名称XXXX位号XXXX驱动器型式XXXX备用XXXX材质XXXX尺寸和/或负荷XXXX电机额定功率-XXX特殊设备详图-XX制造厂详图-XX管口尺寸、位置PPXX隔热要求PXXX设计温度和设计压力XXXX工艺管线管道尺寸XXXX管道等级XXXX管道编号XXXX管道接点设计内容-XXX管道设计详情-XX仪表功能设计内容XXXX仪表编号XXXX仪表设计详情-PXX联锁关系示意图PXXX仪表报警-PXX阀门型式XXXX旁路XXXX设备排净和放空XXXX仪表根部或切断阀XXXX控制和旁路阀的尺寸-PXX安全系统泄压设备XXXX泄14、压设备的设定压力XXXX泄压设备的尺寸-XXX泄压管线尺寸-PXX设计详情-PXX隔热/拌热 设计详情（拌热器型式和尺寸）PXXX管道特殊件特殊件编号PXXX设计详情PXXX公用工程管线连接XXXX控制XXXX制造厂详图-XX特殊说明坡度管线PXXX重要的标高PXXX密封柱的要求PXXX气压柱的要求PXXX设计详细要求-XX相关文件管道接点表（管道专业提供）PXXX管线表（工艺专业条件）PXXX特殊件一览表（管道专业提供）PXXX工艺仪表数据-PXX疏水器一览表（管道专业提供）-PXX因果图-PXX连锁说明-PXX操作手册（各单元）XX5 安全和环保（HSE）要求5.1 设计阶段HSE计划及程15、序 在不同的设计阶段根据业主的要求制定相应的HSE计划，并予以实施。 针对XXX等装置的特点和业主的要求，进行HAZOP分析。 装置进行的HAZOP研究将完全符合业主的HSE策略及目标的要求。5.2 装置设计中采用的环境保护措施 装置围堰内雨水进入含油污水系统，围堰外雨水沿坡向流到装置外渗入地下。 装置区尽量减少含油污水井的设置，采用重力流敷设，进污水处理场的含油污水池，支管进主干管前水封。 调节阀前设置排水沟，排水沟采取防止雨水、大块污物进入的措施，出口进入含油污水系统。 装置产生的含硫污水密闭送入含硫污水汽提装置进行处理。 加热炉采用脱硫燃料气，减少废气中污染物排放量，使废气排放符合环保专16、业有关的设计规定中所列标准的要求。装置在不正常操作时排放的废气均密闭排放到火炬系统。 装置中的烃类气体、酸性气、有毒气体、有毒液体、轻重污油、含硫污水、废碱、废脱硫溶剂、废化学药剂等所有能对人和环境造成危害的介质排放均应密闭排放。 装置排放的废渣能回收的回收，不能回收则送到废渣填埋场填埋处理。 液化石油气或天然气储罐容积大于或等于50m3时，其液相出口管线上宜设远程操作阀和自动关闭阀，液相进口管道设单向阀。罐底宜设预留给水管道接头。5.3 装置安全运行及操作人员的人身安全 危险物料应得到控制。在危险物料的输送、运输、使用、储存、加注等各环节，严格按照程序、要求等操作，各装置根据具体情况，设置相17、应的安全设施。如放射性料位计的安全措施、注硫化剂区域的洗眼器设施、有毒气体采样的防毒面具措施等。 根据装置的平面布置，环保专业提出洗眼器的具体位置及要求，给排水专业完成。 泄压、防爆等应有安全设施。对在不正常条件可能超压的设备和管道装设安全阀。 应有必要的检测、报警设施。根据装置的具体情况设置可燃气体报警仪、有毒气体报警仪（如硫化氢报警仪）、氢气报警仪、粉尘报警仪等。 生产过程中的报警或停车联锁应有保护措施。根据具体要求设置液位、温度、压力、流量等高低报警，甚至高高、低低报警。 应有消防设施。根据GB 50160-1992石油化工企业设计防火规范（1999年版）的要求，在装置不同地方设置不同的18、消防设施。如在框架、塔区等处设置消防竖管，在相应部位摆放灭火器、设置水炮等。 应有安全距离、疏散、急救通道。 应有通风、降温、减噪及防高空坠落等防护措施。 应有配备个人劳保用品等急救设施。5.4 安全系统设计准则 本项目加工的物料是易燃易爆的介质，并且含有硫化氢等有毒气体。在装置发生火灾、设备或管线连接法兰严重泄漏时，对人身、设备将构成严重的威胁。因此安全系统的设计是保证装置安、稳、长、满、优操作的保障。 防火 在装置布置时中严格执行GB 50160-1992石油化工企业设计防火规范（1999年版）和GBJ 16-1987建筑设计防火规范（2001年版）的防火规范。设备、设施和建筑物等之间的防19、火间距满足规范要求，建筑物的耐火等级和钢结构的耐火保护严格遵守规范要求。 防爆 严格执行GB 50058-1992爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范。在装置布置设计中正确合理协调易燃物质释放源与装置内的变配电所、控制室、明火设备之间的关系。尽可能限制和缩小危险区的范围。 防毒 防毒主要是防止硫化氢中毒。酸性气、液化气、含硫污水和富胺液等物流中均含有硫化氢，这些气体或液体泄漏或放空，硫化氢都会泄防出来。设计时针对这些相关部位泄放源在附近设置固定式检测报警仪，报警信号送至控制室，灯光显示。含硫污水密闭排放，送至污水汽提装置。 防噪声 设计选用低噪声设备，加热炉采用低噪声火嘴，蒸汽放空口加设消声器，20、使装置噪声符合环保专业设计规定中所列要求。 安全防护 尽量消除或减少可燃气体和易燃液体蒸汽的产生和积聚，装置内可燃气体和易燃液体均采用密闭系统排放。 对在不正常条件可能超压的设备装设安全阀，对于可能高压串低压的部位，需要采取措施防止高压串低压，低压部分安全阀的泄放量能满足串压时的泄放量。安全阀的设置要满足规范要求。 设置紧急停车系统。5.5 安全仪表系统（SIS）设计原则 各应设置安全仪表系统，确保装置操作的安全。 根据装置具体情况确定安全可靠的联锁方案。 根据装置的具体情况设置紧急停车系统、紧急放空系统。 各工艺装置要在PID图上把相关的联锁关系、SIS的配置简单地表示出来。5.6 各装置反21、应部分快速泄压要求 着火情况 对于操作压力大于1.7 MPa反应部分，正常考虑在15 min时间内用手动按钮把压力泻至0.7 MPa或容器设计压力的50%。 失控情况 对于可能会发生失控的反应器，将指定泻压装置并根据SIL值动作。对于失控的危险情况，相应泻压的SIS根据SIL值设定好。5.7 低液位停泵 对下列情况，在上游容器低低液位（LL）时自动联锁停泵：a） 压差P大于7.0 MPa的进料泵；b） 无密封泵。 对所有其它情况，工程承包商应检查泵的供应商是否有自动停车要求。PID图上会有注释。5.8 带流量控制的离心泵最小流量旁路线 对下列情况考虑带流量控制的离心泵的最小流量旁路线：a） 多22、级泵的压差大于3.5 MPa；b） 驱动机的动力大于160 kW。 因工艺原因（低处理量），装置60%负荷时，离心泵的流量小于泵制造厂给出的最小连续稳定流量的情况下，设置最小流量旁路线。 泵出口控制阀为事故关。 泵数据表给出工艺流量，不包括最小流量，最小流量应由泵供应商给出。5.9 在工艺容器和泵之间的自动联锁阀 对下列情况考虑设置自动联锁阀：a） 体积超过8 m3轻组分（LPG）的工艺容器；b） 体积超过8 m3并且装有超过自燃温度的产品或者温度大于250 工艺容器；c） 体积超过16 m3并且装有易燃产品的工艺容器；d） 自动联锁阀的关闭应导致相关泵的自动停车。5.10 重要用途备用泵的驱23、动机 对于重要用途的泵在选定蒸汽透平做驱动机的情况下，正常操作的泵用蒸汽透平做驱动机，备用泵用电机驱动。5.11 进料罐或反应部分气液分离器的高液位 为避免超量灌装，要求有独立的高液位报警（LAH），必要时在进料罐进口管线增加隔离阀。5.12 压缩机的隔离 为减小压缩机区着火的影响后果，在功率大于150 kW和输送易燃或有毒气体的任何压缩机出入口加装遥控隔断阀（电动或风动）。5.13 倒流超压保护 在泵的出口应考虑下列设置以防止倒流，当泵出口压力为：a） P4.0 MPa时，一个单向阀；b） 4.0 MPaP8.0 MPa时，不同类型的两个单向阀（杆或轴吹止式，无撞击型最合适）；c） P8.024、 MPa时，不同类型的两个单向阀（杆或轴吹止式，无撞击型最合适），增加设置低流量情况下切断联锁功能。 若同一位号的泵有备用时，在泵的入口应考虑下列措施以防止倒流发生而引起的危险，当泵出口压力为：a） P4.0 MPa时，入口阀门等级同出口阀门等级；b） P4.0 MPa时，入口阀门等级同出口阀门等级或不提高等级而增加一个安全阀，根据投资情况选择经济合理的方案。 倒流量按下列原则考虑：a） 泵出口一个单向阀，倒流量按正常流量的90%计算；b） 泵出口两个单向阀，倒流量按正常流量的10%计算。5.14 排放要求 为了减少对环境的污染，该项目应该对环保措施足够重视，原则上废物料的排放均应密闭排放。至25、少应按满足下列要求。 废气（氮气、空气除外）密闭排放至火炬系统。特别要注意泵体的废气放空、现场仪表的废气放空也要密闭排放。对于蒸汽压高、降压后容易汽化的介质放空，应设置泄压线到放空系统（如汽油泵、轻烃泵等）。对压缩机入口分液罐、燃料气分液罐等的脱液排放可直接排放到放空系统。 对比柴油轻的介质（包括柴油），其污油排放均应密闭排放至地下污油罐，密闭送出装置。特别要注意的是调节阀、泵进出口、泵入口过滤器、泵体、仪表（如液面计）、低点等部位的排放应密闭排放。 对于重油的污油排放原则上要求密闭排放。可根据具体情况具体设计，若不能密闭排放，其排放阀均应设计丝堵，不能泄漏。检修小量排放时，应考虑采用经济合理26、措施收集废油（如用桶收集或其它），不允许排放到地面。 装置含硫污水应尽量减少排放量，其排放阀应加丝堵，不能排入地漏。或者在装置内设置地下含硫污水系统。污水汽提装置应设置地下废水收集罐，所有排放阀都要配带盲板，并密闭排放到地下废水收集罐。 硫磺回收装置废胺液排放量应尽量减少，其排放阀应加丝堵，不能排入地漏。或者在装置内设置地下废胺液手机系统。集中脱硫装置和溶剂再生装置均应设置地下废胺液收集罐，所有排放阀都要配带盲板，并密闭排放到地下废胺液收集罐。5.15 泵密封 在输送下列介质情况下，应考虑采用双机械密封（受压或非受压要根据工艺需要考虑）或无密封泵（如屏蔽泵）：a） LPG；b） 高于自燃点温度27、的烃类或温度大于250 ；c） 有毒或致癌流体；d） 操作压力为5.0 MPa的泵。5.16 处理苯的强制规定 由于苯的致癌性，应采取适用的预防措施。 对所含苯不小于0.5%(wt)和含C7C9芳烃不小于25%(wt)的所有物流，下列措施适用：a） 密闭取样；b） 带地下罐的密闭芳烃收集系统，以收集相关工艺部分的排放，地下罐放在露天的坑里；c） 如果操作条件允许，采用双机械密封或无密封泵；d） 阀、法兰和连接件的详细设计应满足TWA（Time-Weighted Average）暴露限制的要求，即8小时工作日1 ppm (OSHA的要求)。 为减少芳烃排放到环境中，所有被芳烃饱和的水流都应被送至28、适当的加工和处理设施处理。5.17 处理含H2S物流的强制规定 当工艺装置有H2S含量不小于10 ppm(wt)的物流时，考虑要避免H2S泄露到大气中，应采取下列预防措施：a） 取样流程带密闭回路；b） 减压膨胀后会释放H2S的压力液体的排凝应送至工指定的专用系统：1） 用于烃类的放置在露天坑里的地下罐；2） 用于酸水的酸水处理系统。 在工艺装置内，应提供足够的H2S检测系统。6 设备设计基础6.1 设计压力 设备的设计压力定义a) 压力：除注明者外，压力均系指表压力（SH 3074石油化工钢制压力容器规定）。b) 设计压力：指设定的容器顶部的最高压力，与相应的设计温度一起作为设计载荷的条件，29、其值不低于工作压力（SH 3074石油化工钢制压力容器规定）。c) 正常工作压力：指设备在正常运行工况，它包括：正常操作、开停工工况、再生工况、改变进料工况和预期实际操作可能波动的工况下可能达到的最高工作压力。d) 最高工作压力：1）承受内压的压力容器，其最高工作压力是指在正常使用过程中，顶部可能出现的最高压力（“压力容器安全技术监察规程”规定）。2）承受外压的压力容器，其最高工作压力是指压力容器在正常使用过程中，可能出现的最高压力差值；对夹套容器指夹套顶部可能出现的最高压力差值（“压力容器安全技术监察规程”规定）。6.1.2 设备最高工作压力的确定在确定设备最高工作压力时，应考虑正常运行工况30、，它包括：正常操作、开停工工况、再生工况、改变进料工况和预期实际操作可能波动的工况，以及系统附加条件（如系统压力变化、系统中其它设备的影响、安全阀在系统中的相对位置对设备最高工作压力的影响等情况）。设备最高工作压力应是正常工作压力和考虑系统附加条件后可能达到的最高压力中的较大值。必须注意的是，由于各种工况所对应的温度有时差别较大，在确定设备最高工作压力时，有必要分别列出不同工况下对应的最高工作压力。相应地，设计压力提出时必须指出对应的设计温度。各类系统中设备最高工作压力的选取如下：a) 离心泵系统1) 泵出口侧最后切断阀上游设备的最高工作压力，等于泵吸入侧容器的最高工作压力，加上泵出口关闭压差31、再加（或减去）静压头。2) 泵出口侧最后切断阀下游设备的最高工作压力，应是设备的正常工作压力并加上系统附加条件后的最高压力。b) 容积式泵系统 容积泵的输出压力主要受泵壳体的强度和驱动机的力距限制，因此对容积式泵通常不用“关闭压力”一词，而用“停止压力”（即使得驱动机停止运转所需压差）。“停止压力”通常比它的正常工作压力高许多，因此，容积式泵输出管道上的设备不应按“停止压力”设计。容积式泵输出管道上的设备最高压力是工艺专业提出的设备最高工作压力加上系统附加条件。容积泵出口管道上设备的最高工作压力，可取设备的正常工作压力加上系统附加条件。其压力应足够高，以避免压力波动时安全阀起跳。c) 冷冻系32、统 冷冻系统的设备最高工作压力，其高压侧和低压侧应分别确定。 冷冻系统在停车后，高压侧压力将降低，而低压侧压力将升高至系统中两侧压力相等，此时的压力即为“停车压力”（按高压侧至低压侧等焓节流来计算）。高压侧的最高工作压力应高于“停车压力”；低压侧的最高工作压力为“停车压力”加上一定的裕量，此裕量取决于系统停车期间输入的热量和冷冻剂的热力学性质。长期停车时低压侧的最高工作压力取最高预期环境温度下的平衡压力。d) 压缩机系统1) 处于压缩机系统中安全阀下游设备的最高工作压力，应取安全阀的定压。2) 处于压缩机系统中安全阀上游设备的最高工作压力，应取安全阀开启压力加上设备至安全阀在最大流量下的压力降33、。3) 在选取压缩机系统中设备的最高工作压力时，同时还应注意以下两点： 安全阀应尽可能设在系统内工作温度最接近常温的地方； 紧靠安全阀上游的设备的最高工作压力，是确定系统其余设备最高工作压力的基准。e) 安全泄压系统1) 如果某一压力源下游的所有设备上没有设置安全阀，则一旦控制阀因事故关闭或阀门误操作关闭后，阀前系统压力将上升至同压力源出口压力。故该系统中的设备最高工作压力应等于压力源在该情况下的最高压力与静压力之和。2) 当安全阀不直接安装在设备本体上，而安装在与这些设备相连的系统上（如：加氢装置高压系统的安全阀，在高压分离器出口处而不在反应器上），这些设备（如反应器）的最高工作压力应考虑系34、统压降的影响。3) 与全厂公用工程系统连通的容器，如压缩空气罐、氮气罐等，如果本身不设安全阀，其最高工作压力可根据全厂公用工程系统安全阀定压反算确定。f) 塔系统1) 塔系统包括塔、再沸器、塔顶冷凝器和回流罐。2) 塔的最高工作压力，应按塔顶正常工作压力并加上系统附加条件来确定。g) 储存液化烃容器1）储存临介温度高于50 的液化烃的压力容器，当设计有可靠的保冷设施，其最高工作压力为所储存的液化烃在可能达到的最高工作温度下的饱和蒸气压，如无保冷设施，其最高工作压力不得低于该液化烃在50 时的组分的饱和蒸气压。2） 储存临介温度低于50 的液化烃的压力容器，当设计有可靠的保冷设施，并能确保低温储35、存的，其最高工作压力不得低于实测的最高温度下的饱和蒸气压；没有实测的数据或没有保冷设施的压力容器，其最高工作压力不得低于该液化烃在规定的最大充装量时，温度为50 的液化烃的饱和蒸气压。3）常温下储存混合液化烃的压力容器，应以50 为设计温度。当其50 的饱和蒸气压低于异丁烷的50 的饱和蒸气压时，取50 的异丁烷的饱和蒸气压为最高工作压力；当其高于50 异丁烷的饱和蒸气压时，取50 丙烷的饱和蒸气压为最高工作压力；当高于50 丙烷的饱和蒸气压时，取50 丙烯的饱和蒸气压为最高工作压力。h) 特殊情况 在下列情况，工艺应适当提高设备的最高工作压力： 1) 极度危害和高度危害的介质的排放，受到环境36、限制或直接影响到人身和环境安全的情况；2) 某些场合，如沥青、石蜡、油浆等易凝物料或某些浆液，在排放时会在安全装置和排放系统中凝固；以及水或其它物料，在排放时可能冻洁，使排放系统堵塞的情况；3) 氢气或含氢气体混合物（氢分压在0.5 MPa以上）；4) 由于化学反应或其它原因，可能引起工作压力急剧上升的情况。 单体设备的设计压力.1 设计压力取下列大者：a） 0.35 MPa(G)；b） 如果容器与火炬相连，按火炬设计压力： 1） 当最高操作压力P1.8 MPa(G)时，设计压力PDP0.18 MPa(G)； 2） 当最高操作压力1.8 MPa(G)P4.0 MPa(G)时，设计压力PDP1.37、1 MPa(G)； 3） 当最高操作压力4.0 MPa(G)P8.0 MPa(G)时，设计压力PDP0.4 MPa(G)； 4） 当最高操作压力P8.0 MPa(G)时，设计压力PDP1.05 MPa(G)。 最高操作压力P应根据装置具体情况综合考虑确定。.2 正常操作为减压或开停工需抽空的设备按全真空设计，并且能承受在真空系统失灵的情况下设备所能达到的最高压力。.3 对于装有在常温下其蒸汽压低于大气压的介质可隔断的设备按全真空设计。.4 对于与泵入口连接的设备，若不属于上述情况，设备要核算压力为 -50 KPa的工况。.5 对于短时间内用蒸汽吹扫操作考虑了有敞口放空（放空可以总是敞口的）的设38、备不按全真空设计，但要在设备数据表中注明下句话：“承受蒸汽吹扫条件”并给出蒸汽压力和温度。 管壳式换热器对一侧比另外一侧对应设计压力更高（大于130%）的管壳式换热器，其低压侧的设计压力应该是高压侧设计压力的10/13（API最新版），这样就可以不需要考虑在管子破裂的情况下在低压侧设置泄放设施。 复杂系统的设计压力.1 当几个设备用同一个安全阀保护时，每个设备的设计压力最低应为事故状态下安全阀泄放条件传递給其的压力。.2 泵出口的换热器、容器和其它设备，在阀门关闭（无论调节阀还是闸阀）时，要必须承受泵的关闭扬程的设备按下列压力设计：.3 设计压力P为入口容器的设计压力、泵吸入口的容器HLL液位39、高度和120%泵的进出口压差之和。.4 分馏塔的设计压力参考罐底部的压力。6.2 设计温度设计温度定义容器的设计温度，应为容器在运行时压力和温度相偶合的最严重条件下的温度。对于0以下的容器，应考虑流体及环境温度的影响，设计温度应取低于或等于容器的材料可达到的最低温度。 设备的最高（或最低）工作温度确定.1 当最高操作温度T350 时，设计温度TDT20（），最低为80 ；当最高操作温度T350 时，设计温度TDT15（）。.2 对最小操作温度小于0 的情况，设计温度为最低操作温度减5 或最低环境温度。.3 应考虑某些介质由于减压到大气压自动制冷作用结果的影响（例如LPG系统）。.4 对反应进料40、或产物换热器在最大操作温度的基础上至少加25 。并且要考虑在低负荷时温度分布的变化。.5 在冷却液断流的情况下，冷却器上游的最大操作温度应作为下游的设计温度。 用蒸汽吹扫的设备对开停工过程要用蒸汽吹扫的设备应在规格书中说明。 循环操作条件对于承受压力和温度摆动的设备，在规格书中应给出摆动的大小和频率。 最高（或最低）工作温度接近所选材料允许使用温度极限时，应结合具体情况慎重选取设备的最高（或最低）工作温度，以免增加投资或降低安全性。6.3 设备设计寿命表6.3的设计寿命可以作为标准基础应用于装置的设计。表6.3 设备设计寿命设备名称设计寿命大型反应器或容器，包括不可拆卸的内件和催化剂支撑横梁341、0 年可拆卸的反应器内件20 年塔、容器20 年换热器壳和类似用途的部件20 年高合金换热器管束10 年加热炉管10年管线10 年碳钢、低合金换热器管束10 年6.4 腐蚀裕量除特殊规定外,容器按SH3074-95石油化工钢制压力容器的规定选取,当由腐蚀速率计算出的腐蚀裕量超过6mm时，应选用更加耐蚀的材料（或复合材料）。但覆层金属不应计入强度。储罐按 GB50341-2003“立式圆筒形钢制焊接油罐设计规范”的规定选取。a ) 压力设备应基于服役年限来计算腐蚀裕量1) 在无腐蚀环境作为常规烃类时，碳钢最小腐蚀裕量（CA）为1.5mm； 在正常操作有湿H2S ，碳钢最小腐蚀裕量（CA）应有6m42、m。2) 对于其它材质，低合金钢（2.1/4%Cr）最小腐蚀裕量（CA）应为1.5mm； 对于9%Cr的低合金钢最小腐蚀裕量（CA）应为1.5mm； 对于不锈钢最小腐蚀裕量（CA）应为0mm。3) 对于关键设备（如反应器、高压容器和炉子）9%Cr的低合金钢的厚度为1.5mm 时，最小腐蚀裕量（CA）可以根据业主/用户的要求 增加到3mm。4) 如果设备有金属覆盖层，仅单纯的覆盖层考虑腐蚀裕量。b) 内件1) 对于可拆卸的碳钢内件和9%Cr的低合金钢内件，它在与操作介质接触的每一侧最小腐蚀裕量（CA）应为总的容器壳体的最小腐蚀裕量（CA）的1/2倍。2) 固定的碳钢内件和9%Cr的低合金钢内件，43、它在与操作介质接触的每一侧最小腐蚀裕量（CA）应为总的容器壳体的最小腐蚀裕量（CA）的1倍3) 一般对于可拆卸的不锈钢（13%Cr）内件及有色高合金内件不给腐蚀裕量。但象某些不可拆卸的内件、反应器的催化剂支撑件等应给出腐蚀裕量。而这样的内件应基于在“设备设计寿命”一节指定的反应器的寿命来确定每一个暴露面的最小腐蚀裕量（CA）。7 容器工艺设计7.1 在高低液位之间的液体停留时间见表7.1。 表7.1 高低液位之间的液体停留时间用途停留时间回流5 min塔进料有流量控制15 min液位或流量串级控制8 min靠加热炉的重沸（对到加热炉的进料）8 min靠热虹吸的重沸10 s 30 s产品到储罐244、 min产品到其它单元有流量控制15 min液位或流量串级控制8 min进料缓冲罐直径小于1.2 m30 min直径在1.2 m和1.8 m之间20 min直径大于1.8 m15 min在泵用于保证几个用途的情况下，如回流和液体产品到储罐，相应的容器停留时间是上列中的最大者。7.2 其它： 1）根据内径和21椭圆或半球型封头定容器大小。 2）对于装备和运送应指出已知的限度，如直径、长度、重量。 3）应用阀兰连接。 4）一般采用600 mm人孔。 最小内径应为450 mm，最大尺寸应是保证能进或出的内件。 在板式塔上，在塔顶塔板上部、进料塔板上和塔底塔板下部开人孔。在水平位置和带有可拆卸内件的塔45、板处设人孔，人孔之间的塔板数不应超过20层。 5）手孔为200 mm。 6）应考虑容器公用工程接口、放空或排凝的接口等。8 塔板和填料工艺设计塔选择参数的裕度至少应为正常流率的15%。8.1 塔板 一般建议采用浮阀塔板，可根据具体情况选择其它类型塔板（如填料塔、舌型塔板）。 浮阀塔的最大液泛因数：a） 真空塔为77；b） 其它塔为82；c） 直径小于900 mm时为 70。 塔板操作范围至少为正常负荷的50%到115%。 塔板从塔底开始编号。 推荐的浮阀塔板开孔率一般为塔板总截面积的10%15%，通常为12%左右。 推荐的塔顶空间高度，从第一层塔板到塔顶切线距离一般为1.2 m1.5 m。8.46、2 填料用填料专利商或有丰富使用经验的填料制造厂提供的计算方法来估算塔径。9 换热器工艺设计 9.1 一般要求 根据TEMA Class R选定换热器。 为易于清理，当污垢系数为0.0004 hm2/kcal或更大时，管束按正方形排列方式布管。 塔顶冷凝器设计余量按估算操作负荷的115%或相应的重沸器负荷的增加值两者中的大者来考虑。 考虑热回收系统即进料（产物）、进料（塔底物）低负荷的危险，下列余量被推荐：a） 产物冷却器或进料预热器：冷却或预热负荷负荷的15%或进料（产物）换热器负荷的5%，取大者；b） 重沸器：进料（塔底物）换热器负荷的5%或重沸器负荷的15%，取大者；c） 塔底物冷却器：47、冷却器负荷的10%或进料（塔底物）换热器负荷的5%，取大者。9.2 管壳程流体的确定一般情况下列介质走管程：a） 腐蚀性介质；b） 有毒介质；c） 易结垢介质；d） 温度或压力高的介质（必须增加厚度或由碳钢改合金钢时，否则此条不必作为主要矛盾考虑）；e） 当上述情况排除后，介质走管程还是走壳程一般要考虑提高传热系数和充分利用压降。9.3 防冲板防冲板与壳体间的通道面积至少要等于进口嘴子面积的1.25倍，愈大愈好。如办不到，则在防冲板上打孔，孔的面积与防冲板四侧通道面积之和应为进口嘴子面积的1.25倍，必须注意孔不要正对着管子。应在设备表中注明壳程出口，不注明防冲板。9.4 换热终温为了合理的规48、定换热终温，可参考下述数据：a） 热端温差不小于20 ；b） 冷端温差分三种情况考虑： 1） 一般情况不小于20 ； 2） 热流需进一步冷却，冷流需进一步加热，则不小于15 ； 3） 流体用水等冷源冷却，则不小于5 。10 空冷器工艺设计根据内蒙古的气象条件，尽可能多地使用干式空冷器。10.1 空冷器设计余量 塔顶空气冷凝器设计余量要按估算操作负荷的115%或相应的重沸器负荷的增加值两者中的大者来考虑。 考虑热回收系统（即进料（产物）、进料（塔底物）低负荷的危险，下列余量被典型地推荐：a） 反应器产物空气冷却器：空气冷却器负荷的10%或进料（产物）换热器负荷的5%，取大者；b） 塔底物空气冷却49、器：空气冷却器负荷的 10% 或进料（塔底物）换热器负荷的5%，取大者。10.2 设计温度 干空冷设计温度，如果空冷器被首选，但工艺考虑要求后冷，空冷和水冷之间的温度分界点一般为54 ，不大于60 。若物流空冷后不需要后水冷（即要求的物流送出温度大于50 ），可以将物流用空冷冷却到所需温度，如柴油产品出装置温度为50 ，可以考虑用空冷直接冷却到50 。 空冷器入口温度应尽量降低，可通过换热的方式回收热量，降低能耗。一般空冷器入口温度不宜大于200 。 空气设计温度为32 。10.3 管排数的确定空冷器的经济管排一般为六管排。根据装置的具体情况，尽量采用六管排的空冷器，在采用六管排空冷器不合理的50、情况下，可以采用四管排的空冷器，但不宜采用八管排的空冷器。10.4 管程数的确定 根据压降和面积综合考虑确定。 对冷凝过程：a） 如果对数平均温差校正系数大于0.8，可采用一管程，否则考虑用两管程；b） 对含不凝气的部分冷凝，用两管程或多管程。10.5 加热盘管及百叶窗的设置对易凝的介质可在空冷器的管排下面设置一排蒸汽加热盘管，但加热盘管不宜太多，要考虑水击的问题。各装置根据具体情况，可根据多年的使用经验，确定是否设置百叶窗。11 加热炉工艺设计11.1 混相所有流路对称布置，并且在每一路的出口设盘上温度指示。对加氢反应进料加热炉，若为多路进料，建议加热炉设计多个炉膛，分别控制每路的出口温度。51、11.2 液相在每一路的入口设最小流量联锁切断阀，并且在每一路的出口设盘上温度指示。11.3 气相所有流路对称布置并且在每一路的出口设盘上温度指示。11.4 易结焦的物流易结焦的物流应考虑在加热炉管设表面热电偶。12 泵工艺设计12.1 设计余量 正常规定设计余量为10%。 回流和重沸泵规定设计余量为20%。 指定用电机驱动，重要用途的泵，或者用透平或者电机要连接到紧急电源。 连续运转的泵100%备用。 只要适用计量泵可设共用备用泵。 除非指定永久过滤器，否则在P&ID中泵的入口应表示临时过滤器。12.2 气蚀余量根据设计计算有效（允许）的汽蚀余量NPSHa，要保证设计提供的NPSHa比泵厂提52、供的NPSHr至少大0.8 m。12.3 泵的密闭排放 如果泵输送介质比柴油轻（包括柴油）时，在其出入口处宜设置密闭排放系统。在泵检修、清理入口过滤器和停工时应将泵系统中的介质排入此密闭系统中。 若泵输送的介质排入到环境条件（常压，40 ）下，无明显汽化发生，则仅设置液相密闭排放系统。 若泵输送的介质排入到环境条件（常压，40 ）下，有明显汽化发生，则除设置液相密闭排放系统外，还需设置将气体排至密闭气体放空系统的管道。 对输送重油的泵参照上述方法设计，尽量密闭排放，若不能密闭排放，则所有排放阀后加丝堵，包括入口过滤器排放、泵体排放等。12.4 泵的冷却 对于输送介质温度较高或液态烃的泵，加氢装53、置高压泵或其它特殊的泵，应根据泵制造厂要求设置相应的冷却设施。输送介质的温度超过100 时，泵的轴或轴承体需要用水冷却；输送介质的温度超过150 或介质的饱和蒸汽压大于0.07 MPa（绝对压力）时，泵的填料函和夹套需要用水冷却；介质温度超过200 时，泵的支座也要冷却。 经轴承及填料压盖后的冷却水排至含油污水管网，经轴承及支座后的冷却水排入循环水管网，每台泵的供水管应设阀门。对于排入循环水系统的回水管也应设阀门。12.5 泵的封油和冲洗优先选用自封或自冲洗的方案，尤其是产品泵。中间物料泵、重油泵、介质较脏的泵可以选用外供封油或外冲洗方案，但封油或冲洗油应对介质无污染、清洁、不含颗粒的、无毒、54、无腐蚀性的、不影响输送介质质量。13 压缩机工艺设计13.1 一般规定 往复式压缩机用电机驱动，离心压缩机用透平驱动。 由于离心压缩机的高可靠性，不要备用，往复式压缩机要备用。 压缩机富裕量：a） 补充气及产氢（Make-up）增压机：最小15%的富裕量；b） 循环压缩机：根据工艺条件确定； 气体急冷：最小20%的富裕量。13.2 工艺流程设计的一般要求 工艺进气管线a) 压缩机进气管要短，弯头要少，弯曲半径宜大，一般大于或等于3倍管道直径。b）压缩机入口前应设置气液分离器为防止管道内冷凝液带入压缩机，压缩机入口前应设置气液分离器，除去冷凝液。1) 当冷凝液为可燃或有害物质时，冷凝液应排入相应55、的密闭系统。2) 气液分离器应尽量靠近压缩机入口布置。管道坡向气液分离器，以免冷凝液进入压缩机气缸。3) 当吸入介质为饱和气体状态，或在环境温度下可能产生凝液时，吸入管道应保温或伴热。c) 压缩机进气管应设置临时过滤器1) 每台压缩机进气管道上的临时过滤器，通常采用锥型过滤器，过滤面积取大于或等于管道截面积的两倍，滤网一般为1030目。2） 管道过滤器应靠近压缩机入口管嘴处，尽量设置在水平管道上便于安装、操作的位置，不宜设在介质自下而上流动的垂直管道上。3) 压缩机进口管道上应设置可拆短管或人孔（管径较大时），用于开机前装临时过滤器和清扫管道。进气管道应避免突然缩小管径。进气管直径与压缩机的吸56、入管口不相符时，应采用异径管连接。 异径管常用底平异径管，严禁采用异径法兰连接。设置进气缓冲罐为减少气体压力的脉动，活塞式压缩机进气管道应设进气缓冲罐或孔板，缓冲罐容积按停留时间来计算，停留时间通常为5分钟左右。若是小型压缩机不设置缓冲罐时，进气管道要有足够大的管径。 设置脉冲衰减器当需要设置脉冲衰减器时，脉冲衰减器设在缓冲罐与压缩机之间，脉冲衰减器与压缩机之间接管应尽可能短，连接管直径与压缩机管口直径相同。一般情况下，往复式压缩机制造厂已经设置脉冲衰减器（也称缓冲罐），由制造厂供货，在工艺设计不必再设。不过在设计中在压缩机数据表要注明制造厂供货，以免漏项。 进气管切断阀的设置进气管道切断阀设57、应设置切断阀，一般为闸阀。氢气压缩机进气管应设置双切断阀，靠近压缩机入口切断阀为球阀，远离压缩机入口切断阀为闸阀，两阀之间设置DN20的排气阀，接至排气管。排气管应与火炬系统相连接。见图-1氢气压缩机入口阀门的位置。图-1 氢气压缩机入口阀门的设置自大气抽吸空气的往复式空气压缩机的吸入管道上不设切断阀。根据需要，压缩机吸入管道上设置手动或自控的事故排放管道。排气放空管上的排气阀应设置快速开、关的切断阀，常用球阀，如图-1所示。 图-2 两台压缩机入口总管的接管示意图多台并联的离心式压缩机，各进气管从总管顶部接出，见图-2所示。 若压缩机是输送可燃、易燃或有毒气体，在进气管上设有开停车使用的惰性58、气置换管。1) 为减少死角，惰性气置换管的入口接在压缩机进气切断阀后。图-3惰性气体接管阀组示意图2) 惰性气管上应设置三阀组，应尽量靠近管道的连接点处。 惰性管道固定接管阀组，如图-3所示。3) 惰性置换气应排入火炬系统。 设安全阀当进入分液设施的气体管道系统没有安全阀并且压缩机停机可能造成超压引起事故时，应在吸入管道上设安全阀。 工艺排气管线a) 若压缩机的排出气体温度较高，排出气管道在热态时所产生的力和力矩，必须小于压缩机出口管嘴所允许的外力和力矩。当超过允许的外力和力矩时，应改变管道的布置或在工艺排出气管道上设置补偿器。b) 设置出口缓冲罐 活塞式压缩机出口管应设置缓冲罐，以减少气体脉59、冲引起管道振动。出口缓冲罐应靠近出口管嘴处安装。一般情况下，由制造厂供货，在工艺设计不必再设，不过在压缩机数据表要注明，以备检查防止漏项。c) 设置止回阀压缩机出口管道上应设置止回阀，并尽可能靠近压缩机出口。离心式压缩机工艺排出气管道应设置止回阀；活塞式压缩机工艺排出气管道上建议设止回阀；但是由于活塞式压缩机气体的脉动，工艺排出气管上不宜选用旋启式止回阀。止回阀设在切断阀上游；离心式氢气压缩机应靠近氢气罐布置，排出气管道如压力等级大于或等于4.0 MPa，可设置串连的双止回阀。 d) 安全阀组的设置往复式压缩机的各段出口应设置安全阀。启动压缩机或在压缩机正常运行中时误操作，关闭出口阀门都会引起60、压缩机和管道超压。为保护压缩机，出口切断阀上游应设置安全阀，安全阀要靠近出口阀门设置。当介质允许直接排空时，仅在安全阀之前设隔断阀。当介质排入密闭系统时，安全阀的前后及副线上均应设置隔断阀。 安全阀下游是否设止回阀应根据该密闭系统配管情况决定。当压缩介质为可燃气体时，安全阀设置在出口止回阀上游，安全阀出口管道排放至安全系统。安全阀的排放管的设计要注意不得有袋形，防止积液而影响安全阀的动作。 安全阀入口管不设切断阀。若需要设正常运行时应是常开，为此采用常开铅封(CSO）。e) 抗喘振回流管为防止离心式压缩机的喘振，在排气出口阀上游设置返回进气管的抗喘振回流管。空气压缩机抗喘振管不必返压缩机入口，61、应放空。放空管要高过房顶，顶端设置消声器。工艺气体抗喘振回流管的返回气体，需经冷却后接至压缩机工艺进气管道上，在回流管道上设置控制阀组，如图-1离心式压缩机抗喘振回流管的设置所示。抗喘振控制阀维持最小不喘振流量，压缩机每段最小不喘振流量可以从压缩机工作曲线上读取，控制阀直径可根据合适压差和最小不喘振流量选定。f) 大循环回流管的控制阀组大循环回流管上的控制阀宜靠近冷却器布置以缩短管道，减少控制阀组管道压力降。催化裂化装置离心式主风机出口管道上应设置遥控切断阀。在工艺排出气的末端的切断阀前，要设计开车用的出口放空管线，以保证压缩机空负荷启动。对离心式压缩机而言，这管线可与防喘流管线合并，但是往复62、式压缩机的放空管线是单独设置。图-1 离心式压缩机抗喘振回流管的设置多台压缩机并联工作时，每台压缩机的排出支管与总管合流时，应从总管顶部引入或顺流方向成450斜接，如图-2压缩机排出支管与总管连接示意图。 图-2 压缩机排出支管与总管连接示意图 段间工艺管线往复式压缩机段间的工艺管道设计，由制造厂承担并成套供货。详细设计单位在确认制造厂资料时，应注意下述管道和仪表要求：a) 段间应设置中间冷却器、气液分离器、缓冲罐及排放管，以减少气体的振动和脉冲。各段间的气液分离器均应设置安全阀。若是可燃气体放空，应集中排放到合适系统。但是离心式压缩机不宜采用此条款。 b) 压缩机各段应设置回流管路，以便调整63、各段间的压力，控制最小回流量（即最小不喘振流量）。离心式压缩机抗喘振的回流控制，如图-1离心式压缩机抗喘振回流管的设置所示。c) 振动管道上弯矩大的部位，不宜设置分支管。d) 容易产生振动的管道应采取大弯曲半径的弯头。 润滑油系统压缩机内的润滑油系统由制造厂成套供货，详细设计单位在确认制造厂资料时，应注意下述管道和仪表要求：为保证润滑油质量，供油、回油管道、阀门内件、管件均应采用不锈钢。各供油支管上应设压力表。为保证供油压力的稳定，供油总管上应设置压力控制阀。在回油支管易于观察的部位应设置视镜，以观察回油的情况。回油管上不应设切断阀。供、回油总管和支管的连接应采用可拆卸式连接。回油管道应保证油64、在管内1/2截面内流动，并畅通无阻地流入油箱，回油总管应有4%5%的坡度，坡向流动方向。 密封油系统压缩机内的密封油系统由制造厂成套供货，详细设计单位在确认制造厂资料时，应注意下述管道和仪表要求：密封油系统及其管道设计与润滑油系统基本一致，密封油系统有时也可能与润滑油系统合在一个油站中。但是在污染较严重事故的密封油系统应与润滑油系统分设油站。密封油的回油应回密封油污油罐，被污染的密封油需经处理合格后，才可重新使用。密封油压力回油管道应有4%5%的坡度，坡向气液分离器。密封油脱气槽应高于密封油油箱，以便经脱气后的油自流到密封油油箱。为防止压缩气体窜入密封油内，前后轴封上的密封气体应自总管上分别引65、出，并设调节阀，阀后设压力表，调节惰性气体压力略高于被压缩气体压力。冷却水系统 压缩机冷却水系统由制造厂成套供货，详细设计单位在确认制造厂资料时，应注意下列管道和仪表要求：往复压缩机的气缸夹套和填料函的冷却水应采用软化水为冷却水（API-618）。冷却水系统可分为压力回水系统或无压力回水系统两种情况。由于为节约用水尽量不采用无压力回水系统，为此无压力回水系统暂略。压力回水时，通常在入口设置切断阀，阀门一般采用蝶阀。压缩机冷却系统如图-1压缩机冷却水压力回水系统所示。图中双点划线内的设备、仪表由制造厂供货，管道、阀门及管件的供货按订货合同供货，一般应成套供应。对于大、中型工艺压缩机，在压力回水时66、，当采用循环冷却水时，在其进水总管上应设置管道过滤器。压力回水时，冷却水各出口支管上均应设置视镜，视镜应设置在方便观察的部位。压力回水时，压缩机各段冷却器的进水管上最低点应设置排净阀，通常设在切断阀后，排水管最高点应设置排气阀。压力回水时，上水总管与回水总管应设置旁路阀，并分别设置排净阀。 压力回水时，压缩机的冷却器出口管道上的出口阀门上游应设置安全阀。见图-2压缩机的冷却器进出口阀门的位置。 冷却水进水总管上设置流量指示、压力低限报警及联锁装置，当水压低于低限值时，发出信号并联锁停车。 当两台压缩机或多台压缩机并联时，冷却水管道应单台设置切断阀、检流器、检测仪表和管道过滤器，但流量计可设在总67、管上。 图-1 压缩机冷却水压力回水系统 其它规定.1 往复式压缩机 a) 为克服往复式压缩机间断吸入或排出造成强烈震动，应要求随机配套供缓冲罐。 b) 如果压缩机没有设置吸入减荷阀，可在吸入管与排出管之间设开工用的副线。图-2 压缩机冷却器进出口阀门的位置注： 图中压缩机冷却器进出口阀门是采用蝶阀，也可采用闸阀。.2 离心式压缩机 a) 离心式压缩机可能发生飞动问题（即“喘振现象”）。 为防止飞动，一般应在出口隔断阀前设置反飞动线。允许直接放空的介质，反飞动线就是一条放空管。不允许直接排放的介质，反飞动线可以是带调节阀的排入密闭系统的支线，可以经压缩机旁路冷却器后接至压缩机入口管；也可以大循68、环，接至压缩机入口前的冷却器入口管上。 对于离心式循环氢压缩机，在出入口管线上未设自动切断阀时，可不设反飞动线。 b) 根据需要，可在进出口管道之间设停机泄压用副线。14 仪表和控制阀14.1 控制系统采用DCS控制系统。14.2 报警和停车装置 当工艺、安全或设备保护有要求时指定用报警和停车装置。 停车装置与仪表独立连接。 所有安全装置连接到指定的系统（ESD型）。14.3 隔断阀当操作压力高于4.0 MPa时，仪表根部隔断阀及放空阀等均用双阀隔断。14.4 联锁切断阀密封等级至少为ANSI五级。14.5 密封等级要求氢气排放调节阀、紧急放空联锁阀等密封等级至少为ANSI五级。15 安全阀169、5.1 一般规定安全阀的设置要能够满足安全部门对安全阀进行每年检测的要求。 安全阀常规安装在设备上。 当容器可以通过易接近的阀和合适的管线向火炬泻压时，安全阀不设付线。 当容器没有放空线时，安全阀设置附线，按容器放空阀的原则设计安全阀附线大小。 安全阀的出口隔断均应有CSO/CSC标志。主安全阀入口隔断阀注明CSO，备用安全阀入口隔断阀注明CSC。 安装在临氢系统的安全阀的密封等级至少为ANSI五级。 入口隔断阀和安全阀间应设置放空阀，阀后加丝堵。若操作压力大于4.0 MPa，放空阀为双阀。 烃类蒸汽装置的安全阀正常泻放至火炬系统。 指出用户的政策和环保法规是否允许无毒蒸汽向大气中排放和排放条70、件。 安全阀排向大气时，可不设尾管和切断阀。15.2 特殊规定对XXX装置除下列情况外，安全阀不设备用，但应有旁路：a） 处理固体系统的泄压阀要求有备用阀，不需要旁路；b） 压力在10 MPa(G)以上的系统内的泄压阀应有备用阀和旁路；c） 蒸汽发生系统内的泄压阀应有两个独立连接的泄压阀，没有备用件和切断阀。16 加热炉燃料气阻火器主燃料气及长明灯线上的阻火器分开设置，并考虑在线备用。17 设备及管道排气与排液17.1 设备及管道排气管设置a) 塔、容器及有特殊需要的管道应设置排气管，供处理事故、停工吹扫和开工排气之用。排气管大小按表17.1选用。表17.1 排气管径选用表塔及立式容器卧式容器71、管道直径Dm排气管径DN mm容积Vm3排气管径DN mm直径dmm排气管径DN mm1.040(2025)1.52020151.2D3.0401.5V172525d150203.0D5.05017V7040200d350255.080705040040注： 当介质较干净、气量较小，且就地排气时，可选用DN20和DN25排气管。 b) 设备及管道排放大气的气体应确保环保和安全要求，否则应集中回收或排放火炬。 17.2 设备及管道排液管设置a) 自采样、溢流、事故及管道低点排出的物料（如油品、溶剂、化学药剂等），应进入密闭的收集系统或其他收集设施。不得就地排放和排入排水系统。b) 装置内应根据生72、产实际需要设地下重污油罐或轻污油罐，用以收集各取样点、低点排液等少量液体介质。采用自流、间断用惰性气体压送或泵送的方式送至相应系统。装置因事故或正常停工后，应尽量通过正常操作系统用泵将装置内物料送往工厂相应罐区，残液再经吹扫由污油管道送往本装置或工厂的污油罐。c) 装置内各设备都应有低点排液管。容器类的排液管一般设在容器底部；塔类、冷换类及加热炉等设备，与其相连的管道有出口切断阀时应在其前设排液管，若无切断阀，则在与其相连的管道最低点设排液管。排液管大小见表17.2。空冷器、泵等设备本身可自带放凝丝堵，但对温度较高的介质则不允许用丝堵排液。表17.2 排液管径选用表塔及立式容器卧式容器管道直径73、Dm排液管径DNmm容积Vm3排液管径DNmm直径dmm排液管径DNmm1.0401.52520151.2D3.0501.5V6.04025d150203.0D5.0806.0V1750200d350255.0100178040040d) 易凝易冻介质的设备及管道应设排液管，用于停工时排净全部的积存残液。一般容器按下列方式提供排液：图17.2 容器排液示意图注： 如果容器内的物料是不易堵物料，排液管不必在切断阀前设直接排放管的法兰及盲板。 如果容器内的物料是压力低及易堵物料（除液态烃），排液管可在切断阀前设直接排放管（DN 80）的法兰及盲板。e) 仪表调节阀与上游切断阀之间应设排液短管。f)74、 排放温度较高的污水（如电脱盐排水、制氢装置酸性水排水、废热锅炉排污等）必须经过换热或冷却后，才能排入污水管，最高排放温度不得超过60。g) 大直径的管道（如原油管道等）不易吹扫干净，应加低点排液管，该排液管需设双阀或单阀后加字型盲板。h) 使用溶剂的装置，应设废溶剂回收设施。i) 设置隔油池是否设置隔油池，主要取决于装置内排水的含油量和界区外对装置内排水含油量的要求。1)不设置隔油池：如果界区外对装置内排水含油量无要求，可不设置隔油池。装置内排水的含油量低于界区外对装置内排水含油量的要求，可不设置隔油池；2) 设置隔油池：装置内排水的含油量高于界区外对装置内排水含油量的要求，应设置。3) 隔75、油池种类平流式隔油池：宜用于去除浮油；斜板隔油池：宜用于去除浮油和粗分散油。另外来水中含有分散油及乳化油宜用气浮法去除。4)从经济合理的角度出发，装置内一般不设隔油池，装置内污水统一送污水处理厂进行隔油处理。j) 引进装置中，如外商要求低点排液采用密闭排液系统，按提供的工程标准图要求执行。17.3 排气与排液阀门设置图 a) 通常的排气和排液管道上采用闸阀。 b) 若在40的条件下，系统内介质的饱和蒸汽压大于0.5MPa，该系统的排气和排凝管道上采用双阀。 c) 合金钢设备的排气与排液阀自设备至第一个切断阀采用合金钢，其后可为碳钢阀。18 管道系统工艺设计规定18.1 管道内单相流体流速及压力76、降控制推荐值 管内流速及压力降控制推荐值在进行初估管道管径时，管内流速可参考-1的推荐值；管道压力降控制可参考18.1.3-1、18.1.3-2推荐值。 管道内各种介质常用流速推荐值管道内各种介质常用流速推荐值见表-1。表中管道的材质除注明外，一律为碳钢。该表中流速为推荐值。 管道压力降控制管道压力降控制推荐值见表-1和表18.1.3-2。表-1 常用流速的推荐值介质工作条件或管径范围流速m/s过热蒸汽DN100DN100200DN200204030504060二次蒸汽二次蒸汽要利用时二次蒸汽不利用时 153060高压乏汽80100乏汽排气管：从受压容器排出 从无压容器排出801530 续表-77、1介质工作条件或管径范围流速m/s压缩气体P0.3MPa(表)P0.30.6MPa(表)P0.61MPa（表）P12MPa（表）P23MPa(表)P330MPa（表）81210201015812380.53氧气P00.05MPa（表）P0.050.6MPa(表)P0.61MPa(表)P23MPa（表）510684634煤气管道长50100mmP0.027MPaP0.27MPaP0.8MPa0.753812312半水煤气P0.10.15MPa（表）1015天然气30烟道气烟道内管道内3634石灰窑窑气1012氮气P510MPa25氢氮混合气P2030MPa510氨气P真空P0.3MPa（表）P078、.6MPa(表)P2MPa(表)1525815102038 续表-1介质工作条件或管径范围流速m/s乙烯气P22150MPa(表)56乙炔气P0.01MPa(表)P0.15MPa(表)P2.5MPa(表)3448（最大）最大4氮气体液体10251.5氯仿气体液体102氯化氢气体（钢衬胶管）液体（橡胶管）201.5溴气体（玻璃管）液体（玻璃管）101.2氯化甲烷气体液体202氯乙烯二氯乙烯三氯乙烯2乙二醇2苯乙烯2二溴乙烯玻璃管1水及粘度相似的液体P0.10.3MPa(表)P1MPa(表)P8MPa(表)P2030MPa（表）0.520.532323.5自来水主管P0.3MPa(表)支管P0.379、MPa(表)1.53.51.01.5 续表-1介质工作条件或管径范围流速m/s锅炉给水P0.8MPa(表)1.23.5蒸汽冷凝水0.51.5冷凝水自流0.20.5过热水2海水，微碱水P0.6MPa(表)1.52.5粘度较大的液体粘度0.05PasDN25DN50DN100粘度0.1PasDN25DN50DN100DN200粘度1PasDN25DN50DN100DN2000.50.90.71.01.01.60.30.60.50.70.71.01.21.60.10.20.160.250.250.350.350.55液氨P真空P0.6MPa(表)P2MPa(表)0.050.30.30.80.81.580、氢氧化钠浓度0303050507321.51.2四氯化碳2 续表-1介质工作条件或管径范围流速m/s硫酸浓度8893（铅管）93100（铸铁管，钢管）1.21.2盐酸（衬胶管）1.5氯化钠带有固体无固体24.51.5排出废水0.40.8泥状混合物浓度15浓度25浓度652.53342.53气体鼓风机吸入管鼓风机排出管10151520压缩机吸入管压缩机排出管：P1MPa（表）P110MPa(表)P10MPa(表)10208101020812往复式真空泵吸入管往复式真空泵排出管13162530油封式真空泵吸入管1013水及粘度相似的液体往复泵吸入管往复泵排出管0.51.512离心泵吸入管（常温）离81、心泵吸入管（70110）离心泵排出管高压离心泵排出管1.520.51.51.5333.5齿轮泵吸入管齿轮泵排出管112 表-1 一般工程设计的管道压力降控制值 管道类别最大摩擦压力降kPa/100m总压力降kPa液体泵进口管泵出口管：DN40、50DN80DN100及以上1022937050蒸汽和气体公用物料总管公用物料支管压缩机进口管： P350kPa(表) P350kPa(表)压缩机出口管蒸汽按进口压力的5按进口压力的21.83.53.571420按进口压力的3 表-2 每100m管长的压力降控制值（Pf100）介质管道种类压力降kPa输送气体的管道负压管道P49kPa49kPaP101k82、Pa1.131.96通风机管道P101kPa1.96压缩机的吸入管道 101kPaP111kPa 111kPaP0.45MPa P0.45MPa1.964.50.01P压缩机的排出管和其它压力管道P0.45MPaP0.45MPa4.50.01P工艺用的加热蒸汽管道P0.3MPa0.3MPaP0.6MPa0.6MPaP1.0MPa10.015.020.0输送液体的管道自流的液体管道5.0泵的吸入管道饱和液体不饱和液体10.011.020.022.0泵的排出管道流量小于150m3/h 流量大于150m3/h45.050.045.0循环冷却水管道30.0 表中P为管道进口端的流体之压力（绝对压力）。83、18.2 单相流 单相液体管道尺寸确定准则.1 单一液相管道尺寸主要是根据流速来确定，当管线用压差从一个压力容器向另一个输送单相液体时，为减少控制阀前后的闪蒸，最大流速不应超过4.6m/s。为了减少固体颗粒的沉积，则实际流速不能低于0.9m/s。.2 流体的体积流量应按正常生产条件下的最大流量确定；泄放管道的流量应按工艺系统设计的最大泄放量确定。.3 控制阀压降18.2.1.3.1 泵的吸入和排出在两个不同的控制系统控制阀压降为下列两者之和：两个系统之间总的管线（除控制阀外）摩擦阻力的20加上下列三者之一： 如果出口容器的压力P1.5MPa，加P的10 如果1.5MPaP3.0MPa,加0.184、5MPa 如果P3.0MPa，加P的5.3.2 泵的吸入和排出在同一个压力控制系统（例如重沸泵）控制阀压降为泵差压的10。.4 管道的计算长度为直管长度与阀门、管件、流量计等的当量长度之和，应按下式计算： lLLe L直管长度，m Le每个阀门管件的当量长度，m按估计的直管长度、阀门、管件的数量取当量长度的1.32倍为初估计算长度。按已选择的管道内径和表.4-1 中的Le/di值计算阀门、管件等的当量长度 。表.4-1 当量长度与管内径的比值管件名称45弯头1590弯头3040180弯头5075等径三通（作弯头用）从三通的侧管流出60从三通的侧管流入90截止阀（全开）300角阀（全开）145闸85、阀（全开）7带有滤水器的底阀（全开）420旋启式止回阀135升降式止回阀600蝶阀（全开）DN20045DN250DN35035DN400DN60025旋塞阀（全开）18盘式流量计（水表）400文氏流量计12转子流量计200300由容器进入管道的入管口20 单相气体管道尺寸确定准则.1一般工艺管道当考虑压力降时（管线连接的两部分基本在同一压力下操作），单相气体管线应该在可允许的压力降的基础上来确定管线尺寸。如果总压降小于入口压力的10，表18.2.2-1可用来确定压力降，如果压力降超过10，则该应用Weymouth方程。表-1 单相气体工艺管线的允许压力降操作压力kPa(G)可接受压力降kPa86、/100m1006901.134.3069634474.5211.08234541379011.327.14表-1 中所列出的是在考虑了投资和操作成本时，根据经验得到的管道可接受的压力降。当气体管线的流速超过18.3m/s时，要根据噪音来控制流速，允许的最大流速是在管线噪音声压级必须控制在背景噪音声压级下810dB(A)，如表18.2.2-2所示： 表-2 噪音控制下的流速常规的背景声压dB(A)噪音声压下的最大流速m/s*603080419052这个流速限制适用于可压缩流体。.2 往复式和离心式压缩机确定管道尺寸时应尽量减小脉动震动和噪声。允许流速的选择需要对每一种特定情况进行工程研究来确定87、。 单相流管道尺寸的确定.1 液体.1.1 油管道常用流速表.1-1 粘度5mm2/s的油介质管线常用流速和流率管子直径DN泵入口管泵出口和一般压力管流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长20-10.7-2510.41.5130.41.21.5240130.20.60.22360.61.22750360.40.70.626140.71.729806140.30.70.21.214240.71.31.2310014240.40.750.30.824601.01.90.8515024600.30.850.120.6601400.92.00.732088、0601400.51.20.20.81402501.22.10.82.52501402500.71.30.250.752504001.32.10.751.83002504000.91.50.30.84006001.52.20.81.6.3504006001.11.70.40.86008501.62.30.81.64006008501.31.80.40.885011001.82.40.81.34508501l001.41.80.40.7110015001.82.50.71.3注:表中压力降是按粘度5 mm2/s计算的。表.1-2 粘度530 mm2/s的介质管线常用流速和流率管子直径DN泵入口管89、泵出口和一般压力管流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长25-1.20.56401.20.21.41.250.21.01.46501.250.20.60.425100.61.226805100.30.50.40.810250.51.30.8510010250.30.80.31.225450.81.51.2415025450.40.60.20.6451l00.61.60.62.5200451100.10.71102000.91.60.722501102000.61.00.30.72003501.01.80.723002003500.71.30.390、0.83505001.31.90.81.635035050011.40.40.75007001.41.90.71.34005007001.11.50.40.870010001.52.10.81.445070010001.21.70.40.8100013001.72.10.81.2 注:表中压力降是按粘度30 mm2/s计算。表.1-3 粘度30100 mm2/s的介质管线常用流速和流率管子直径DN泵入口管泵出口和一般压力管流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长流量m3/h流速m/sPm液柱/100m管长25-O.50.28400.50.16.0MPa0.70.918.2.3.1.3 自流91、管线 压力降正常最大（MPa/km）（MPa/km）0.230.45.1.4典型流体流速表.1.4-1可用来确定初始的入口、出口管线尺寸。表.1.4-1 典型流体流速入口流速m/s出口流速m/s往复泵转速在250r/min以下0.611.83转速在251330r/min之间0.461.37转速在330r/min以上0.3050.91离心泵0.610.911.832.74.1.5 如果加速度压头要额外计算，则下列情况需要考虑： (1) 入口短管，加速度压头正比于管长L。 (2) 应用较长入口管线以减小流速，因为流速与管内径的平方成反比，加速度压头与流速VL成正比。 (3) 如果泵的性能允许，通过92、使用大径活塞或柱塞而降低必需的泵转速，需要的转速。反比于活塞直径的平方，加速度压头正比于泵转速RP。 (4) 考虑多级叶轮，例如：对于五级叶轮泵，C0.04，此值比三级叶轮泵的C=0.066值小40，加速度压头正比于C。 (5) 如果上述修改措施不能接受则考虑应用减震器。入口系统使用减震器的效果取决于减震器尺寸、类型位置和装料压力。一种好的、安装位置正确的减震器如果装料正确会使加速度压头方程中的管长L的值减少到公称直径的515倍，减震器应尽量靠近泵入口安装。 （6） 往复泵入口使用离心增压泵装料。 .1.6 下面是泵入口管线的设计要求： (1) 泵入口管线应该短，并尽量减少弯头和管件。 (2)93、 对于往复泵来说，一个合适的减震器(或者以后可以增加的减震器)应该尽量靠近泵汽缸。 (3) 在安装多个泵时，确定进口管线的尺寸应使其流速尽可能与单个泵的支线流速相近，这样可以避免流速变化和减小加速度压头效应。.1.7 往复泵、离心泵和旋转泵的出口管线尺寸应建立在经济管径的基础上，另外，往复泵的出口管线尺寸确定应尽量减小震动。往复泵出口管线的振动也与加速度压头相关，但比入口管线的震动更复杂，下列原则可应用于出口管线的设计： (1) 出口管线应尽量短而直。 (2) 出口管线流速不应超过入口管线流速的3倍，用此流速的结果通常对所有泵是经济管径，并可减小往复泵的振动。 (3) 对于往复泵来说，包括一个94、合适的减震器，应该尽量靠近泵汽缸。.1.8 水及其他液体循环水进出装置总压降一般小于0.15MPa，其中管线压降（除控制阀和设备压力降外）大约为0.05MPa。可按粘度5 mm2/s的油介质管线常用流速和流率来选取。.2 气体.2.1 油气或其他气体大致流速范围或允许压力降范围如下： 流速 减压管线 4060m/s 常压管线 1020ms 压力管线 0.515ms 压力降 装置内一般气体管线 0.050.1MPakm 减压塔顶管 510mm汞柱100m管长 压缩机吸入管线压降：0.020.07 MPakm.2.2 空气管线 表.2-1 常用空气管径估算表DN流率常压，常温0.8MPa(A),常95、温1.5MPa(A),常温Nm3/min压力降,m水柱/100m管长0.51.02.01.02.03.01.02.04.00.644040252525252525251.285040402525252525252.568050504040404025254.488080504040404040406.480808050504050404012.81001008080805080505025.615015010080808080808044.82001501501001001001008080642002001501501001001001008012825025020015015015015096、15010019230025025020015015020015015025635030025020020020020015015032040035030025020020020020015038440035030025020020025020015044845040035025025020025020020051245040035025025025025020020057650040040030025025025025020064050045040030025025025025020096060050045035030030030025025012807506005004003503003597、0300250.2.3 蒸汽管线表.2.3-1 饱和蒸汽管线常用流速和流率管子直径DN0.3MPa(A)0.6MPa(A)1.0MPa(A)流量t/h流速m/sPm水柱/100m流量t/h流速m/sPm水柱/100m流量t/h流速m/sPM水柱/100m200.03132.60.05123.80.07104.4250.030.06152.40.050.1133.20.070.13113.4400.060.16202.40.10.26173.10.130.34133.3500.160.3232.20.260.5193.00.340.64153.1800.30.8261.70.51.4232.7098、.641.9203.01000.81.5291.61.42.7262.61.93.8243.21501.54351.42.7732223.810282.620048411.3714372.01020332.6250813431.11424411.92035372.53001320451.02435421.63550362.03502030511.03550441.55070381.84003040531.05065451.37090381.54504055570.96590481.390120401.45005570600.990110481.2120150421.319 保温材料 保温材料选99、用憎水型的保温材料，质量要求满足GBJ 126-1989工业设备及管道绝热工程施工及验收规范的要求。尤其是要注意对不锈钢管道和设备的保温材料氯离子含量要求（小于25ppm）。按下列原则选用： 保温材料按照不小于250 用硅酸铝镁卷毯，有限制的管线可采用微孔硅酸钙，小于250 用岩棉设计；设备保温暂按不小于250 用微孔硅酸钙，小于250 用岩棉设计。20 工艺和公用工程管道设计要求1) 地下污油线最小口径为100 mm，装置各点所有排污油线在进入地下与污油总管相接前，均应扩径到50 mm以上。2) 从地下引出到地面的水管线最小口径为50 mm，地面上到用户可以按要求缩径。3) 当一种材料规格和100、压力等级的管线与更高材料规格或压力等级的管线相连接时连接管线按高的材料等级直至并且包括连接管线上的第一个阀门，除非另外注明。4) 使用更高材料等级的管线，直至并且包括设备周围旁路上的阀门或减压阀，并在管道和仪表流程图上标明。5) 当容器比连接管线等级高的地方，容器上阀门的压力等级应与容器的压力等级相一致。6) 通常，切断阀是蝶阀、球阀、闸阀或旋塞阀。7) 当需要节流时，应使用DN80或DN80以上的蝶阀和所有尺寸的截止阀。8) 当出现工艺和操作故障时，闸阀和截止阀必须尽快关闭，需提供传动装置（电动或风动）。如果闸阀和截止阀尺寸较大，不易开关，可根据装置的具体情况和经验，选用容易开关的轨道球阀，101、氢气管道还可以选用三偏心碟阀，或容易开关的其它类型的阀门，总之要方便操作。9) 可能发生倒流的地方要设置止回阀，若在同一条管线有两个止回阀，这两个止回阀的型号应该不同。10) 通常，容器和设备的连接使用法兰连接，在PID上表示出法兰连接。11) 对需要人进入设备内部进行检查或其它作业的设备（如容器、塔、反应器等），应在流程图上表示出对该设备的隔离措施。除了不与系统密闭连接的管嘴（如放空口、排空口、部分仪表口等），当连接管线不大于DN50，可考虑设置一段可拆卸的短管；大于DN50的管线，在设备入口法兰处设置盲板。12) 对水冷却器循环水出口管线上的阀门应在PID图上注明LO。13) 两焊缝间的最102、小距离是50 mm。14) 工艺和蒸汽装置上所有不与管道系统相连接的阀门出口端应配置一个合适的端盖。15) 泵入口管线阀门通常与管线等径。不小于DN80的出口管线上的阀门尺寸可小于管线尺寸，但不能小于泵口尺寸。如果需要减少阀门尺寸，应在P&ID上注明。16) 离心泵和回转泵出口管线上应在泵与切断阀之间加上止回阀。17) 泵的进出口管应尽可能通过泵壳低点导淋进行放净。18) 应根据泵生产厂商的建议提供密封装置、密封油系统和冷却水系统的外部管道。19) 通常，放空导淋通过与容器或设备连接实现。20) 如果放空和导淋与容器间没有阀门和盲板，则容器放空和导淋应分别位于容器顶部或者底部的管道上。21) 103、工艺放空和导淋应安装阀门并在P&ID上标明。22) 所有安装设计的低点排凝，也应按工艺要求，密闭排放。23) 没有安装阀门的测试放空应安装在液压试验管道的高点。24) 所有管线低点应安装一个带有阀门的导淋。25) 放净至敞口容器的放净管末端应在接收容器顶面上50 mm以上，并且在放净阀的位置可看到放料。26) 管道放空和导淋的最小尺寸应为DN25，某些蒸汽伴热和仪表放空和导淋的最小尺寸可以是3/4”。27) DN25的放净应安装在切断阀和调节阀之间每个调节阀上游，如果管线尺寸小于放净尺寸，使用与管径尺寸一致的放净阀。28) 管道系统和管廊上总管（例如水蒸气，水，冷凝水，空气，氮气等）的末端应安104、装放净阀门和吹扫嘴子。29) 所有取样接管一般为DN25，低温介质应装两个阀门以防止取样时结冻。30) 在安全阀入口与被保护管线或者设备间应该设置一段最短管段。31) 当安全阀排入大气时，安全阀出口管的低点应装一最小为10mm的排水孔。32) 只有在蒸汽管道及仪表流程图上标明的范围内，可以在支管上面靠近总管的地方安装一个切断阀。33) 蒸汽注入任何工艺物流的注入点处要安装单个切断阀和止回阀。34) 排放到中、低压蒸汽冷凝液系统或排放到室外的蒸汽疏水阀不要求设置旁路，但是如果疏水器排放到冷凝液系统，则必须在疏水阀下游安装切断阀。35) 在每一疏水阀进口前，按照流动方向，应该设置一个排放阀（自由排105、放）。36) 界区内的蒸汽疏水阀通常排放至冷凝水回水系统。37) 蒸汽主管或设备上的蒸汽疏水阀将通过Y形过滤器加以保护，或者在疏水阀或设备内部安装过滤器。38) 空气总管系统应提供集液包和排污接口。39) 公用工程DN25阀的接口用于蒸汽、水、空气和氮气（并在图中示明）。40) 对于间接使用的公用工程管道应设两道切断阀，并在两阀间设检查阀。41) 进入装置的可燃气体，液化烃，可燃液体的管道，在装置的边界处应设隔断阀和8字盲板。42) 冷却水管线应考虑冬季防冻措施。如：在给水线和回水线之间加防冻旁路线及阀门，旁路线最小为20mm。21 火炬及排放系统21.1 概述火炬及火炬系统的设计必须遵守“石106、油化工企业燃料系统和可燃性气体排放系统设计规范”-SHJ3009。为保证排火炬及放空物流的安全处理，在设计排放设施上游和下游的管系时应考虑一些特定因素。本部分包含了这些内容和一些应采用的设计方法。21.2 排放设施上游管线的设计排放设施上游管线的设计应尽可能不对流动产生约束，且不能成袋形。压力容器与压力泄放阀之间所有管线及管件的流通面积应至少与阀门的入口面积相等（例如切断阀应为通径）。在压力泄放阀额定流通能力条件下，压力泄放阀入口管线及管件的压降不能超过阀门定压的3%（这是为了避免震动，震动将导致明显的阀座损坏及能力降低）。对于这一要求，只有对装有与超压源靠近连接的远端引导的先导式压力泄放阀允107、许例外。上述规定适用于处理气体或蒸汽的压力泄放阀。而用于纯液体的压力泄放阀需要特别注意，压力泄放阀入口管线中液体（不膨胀）的加速度也可以引起振动；总压力变化超过设定压力3%的现象容易发生，且容易引起阀门振动。在这种情况下，可以通过安装带有特殊整流（线性流动特性）的压力泄放阀来减小振动，因而避免了用压力泄放阀的能力来确定入口管的压降。当两个或多个压力泄放阀（不含备用阀）安装在一个总管上时，此总管的横截面积应至少等于阀门的入口面积之和，上述压力降应使用这些阀门的综合流量。用于冷工艺物流上的压力泄放阀的入口管线上应有足够长的不保温段，以防止压力泄放阀结冰，特别是对于阀盘及弹簧。必要时应加伴热防止压力108、泄放阀结冰。对于排放至大气的压力泄放阀应特别注意这一点，即对那些具有可能被结冰堵塞的敞开出口的压力泄放阀要特别注意。为了避免使用特殊高温材料，热工艺物流上的压力泄放阀安装时可以在入口用一定长度的不保温管线，在工艺物流和压力泄放阀之间可以造成一个冷的死区。然而，应对蒸汽冷凝，沉淀和固化加以重视，这些现象的产生会影响安全阀的操作。21.3 气体排放系统排放管的尺寸要按最恶劣的单个排放工况来确定。 排入火炬与放空的比较在任何可能的情况下，要排放的物料都应当被收集到一个封闭系统中，然后送到火炬或放空口。被排放的物料应考虑使用气体回收系统。选择排入火炬或直接放空时应考虑如下因素：对环境的影响；考虑排放气109、中含有不可燃物质时，排放系统的安全和完好性；地方性法规；经济性评估；确定是否允许采用直接放空方案时，应考虑如下因素：如果释放仅发生在事故状态；如果气体比空气轻；（考虑到与膨胀相关的冷效应,如果气体释放后的实际密度小于当地空气在15时密度的0.9倍，气体应视为比空气轻。）如果气体由于低温和/或高分子量而比空气重，此处无法安装火炬（例如产品储存区，销售库房），或处在远离潜在着火源的地方；如果扩散后的气体中有毒物质或腐蚀性物质的浓度在邻近的操作层面（平台）上达不到有害或刺激的水平，且在HSE规范允许范围之内；如果偶然的烟缕（夹带火星的烟雾）起火的风险和后果（例如产生冲击波）是可以接受的；如果气体不发110、生可燃物或有毒腐蚀物的凝结；（按API Division of Refining，Volume43，III所述，应对此进行计算。在计算中应使用LODMAT值。）如果放空物流中不含液体；如果（热）放空物流不会自燃；除此以外，只含有大气组份的物流可以直接放空，但还应对排放点附近的安全因素加以考虑，例如温度，噪音，二氧化碳和氮气的局部浓度等因素。如果经济上更合理，或者由于物流的量或分离液体的需要，提供数个独立的排放出口不能满足泄放物流的安全排放要求时，可使用一个共用的放空系统。在这种情况下，应确保排放的物流与其它排放物混合时，不会发生放热反应或形成沉淀物而危害放空系统的操作。 分开的火炬系统多火炬系111、统的方案可能带来明显的益处，有时可能是强制性的要求。在下列情况下，可采用分开的火炬排放系统：a） 排放源分成高压及低压系统。其目的是：1）对独立的泄压/减压设施的不同背压限制进行调节；2）可以使用高压低辐射的火炬头来降低火炬建设费用。3）可对低压气体设置辅助设施以达到完全燃烧； b）对液体泄放，将液体泄放压力差别大的泄放源分开；c）将冷态、干气泄放源与大量热态、湿气泄放源分开，以避免冻结和水合物形成的可能。冷物流通过后，泄放总管会被冷却。此时如果再有温湿的气体通过，会形成水合物并堵塞泄放总管。d）将腐蚀性或有潜在腐蚀性的流体（如CO2和H2S）与非腐蚀性或湿流体分开；e）装置布置和/或经济性的112、要求分开设置；f）将含有与其它去火炬排放物流混合后会通过放热反应或形成沉淀而危害火炬操作的排放物流与其它去火炬的排放物流分开。设计应使用最少数量的可行的独力系统，但在所有可预见的工况下要保证可操作性和安全。系统可以完全独立，也可以在一定情况下共用部分设施，例如火炬收集罐和火炬头。含有强腐蚀性或有毒气体的物流（例如氟化氢或氯化氢）应当被中和后再排入火炬系统中。如果存在大量排放气体的高压源和数量相对较少的低压源，通常设置一个高压排放总管和一个低压排放总管会更经济。 热膨胀压力泄放阀（TERV）排放的处理热膨胀压力泄放阀（TERV）的排放应在满足HSE法规的前提下，尽可能返回到工艺系统或储存系统或专113、设的处理系统中。然而，如果这些系统不能接收排放的液体，热膨胀压力泄放阀（TERV）可以排到开放的排放系统中。轻烃只有在得到特殊殊审批的情况下才能在气体可以安全地扩散掉的地方就地排放。含有硫化氢或其它有毒的物料严格禁止排到开放的排放系统中。含有防碍重力分离的物质、乳化剂或在稀释液中易发生絮凝的化学废料的液体不能排放到含油开放排水系统中。对于排向生物废料处理单元的开放排水系统，不能接收包含可损害生物活性的物质的流体。 硫化氢（H2S）气体的处理除非有特殊设计，含富硫化氢（体积含量2%）的物流不能排入普通的排放碳氢化合物的火炬或放空系统中。这可以防止酸性气体在整个主火炬系统内散播，也可以避免硫化氢的114、腐蚀和由此产生的（可能产生火花的）硫化亚铁的沉淀积聚。含富硫化氢物流应有独立的排放，最好用装有空气预混型火炬头的火炬。如果富硫化氢物流的流量较小，允许将气体引至烃火炬装置的底部（水封的下游）。独立的酸性气体火炬排放系统的设立意味着增加了基本建设投资。在决定不设独立的H2S火炬排放系统之前，应考虑下面的因素。在下列工况下酸性气体排放可以引入烃火炬系统： a)连续排放的烃类物流中，H2S的体积含量2%；b)间歇排放的烃类物流中（只在开停车期间），H2S的体积含量20%，前题是此物流小于连续烃类排放总体积流量的10%； c)事故条件下烃类排放物流中，H2S的体积含量50%（例如PZV-紧急减压）。当115、燃烧的气体出口速度低时，大直径火炬头的燃烧效率不高。只有出口速度保持在0.5m/s以上时，才可保证良好的燃烧。对于富硫化氢气体，不完全燃烧会产生硫化氢气味，对周围环境造成影响。同时，低出口速度下可能会发生回火，导致硫化应力腐蚀，特别是耐火材料以下的部分。因此，当富H2S气体排入烃火炬系统时，要注入更多的清洗（吹扫）气，这会抵销掉节省的基建投资。如果使用独立的硫化氢火炬排放系统，在火炬筒顶端4m以下要有伴热。总管材料应为碳钢。硫化氢火炬筒顶端的4m材料应为AISI 310 S或相当的材料。硫化氢火炬系统的分液罐设计应遵守相关的规定。由于不必设置水封容器，分液罐的设计压力应为0.7MPa（G）。为116、防止回火及随之发生的爆炸，应使用吹扫气体。 含氧气体的排放氧气（或空气）和可燃物质的混合物不能排入普通的连续运转的可燃物质混合物或H2S的火炬或放空系统中。这些物流一般是产生于装置在低于大气压或真空下操作的部分，该处不可避免地要吸入一些空气。小量的氧就可能通过部分氧化（Claus反应）将H2S转化为单质硫。普通火炬或放空系统内的单质硫经过长期运行后会引起严重的局部堵塞。这样的堵塞只在大负荷排放时才会被发现。氧气（空气）和可燃物质不允许共用火炬和放空系统的原因是：混合物在总管内的存在有产生爆炸冲击波的风险。总管中的火源可以是能产生火花的沉积物或静电的释放。由此产生的爆炸会导致内部压力超过集管的设117、计压力，从而造成严重的破坏。21.4 火炬/放空系统负荷分析为了确定总管的尺寸，应确定任何一次事故排放的可预测的最大负荷。这需要对事故可能影响的几个容器或系统和引起它们同时排放的潜在事故进行仔细分析。最大的负荷不一定是所有事故中的最大质量流量，而是给系统造成最高压力降的负荷。因此必须知道汽体的温度及分子量。由于两个或多个不相关的偶然事故的同时发生是不可能的，不能以不相关偶然事故为基础来确定系统的最大负荷。因此，来自单个压力泄放阀的管线尺寸应当按最大额定流量设计，而总管和干管部分的尺寸应当按相应的最大负荷工况设计。应当注意确保每一个偶发事故不会长时间不被发现；否则应考虑同时发生第二个偶发事故。最118、大排放负荷应考虑以下负荷的最大者：a)总公用工程故障（例如停水停电）造成的排放负荷；b)部分公用工程故障引起的排放负荷；c)发生单项事故时的最大排放负荷；d)紧急减压情况下的最大排放负荷；e)火灾情况下的最大排放负荷。在计算相关的工艺单元由于公用工程故障而产生的排放量对共用的排放系统设计的影响时，除非有可靠的动态分析计算，最大排放量应取各相关工艺单元100%排放流量的总和。计算火灾下泄放流量和减压流量时，应假定火灾只在确定的潜在火灾区中的一个区发生。泄压状态与减压状态应分别考虑，除非来自同一系统的减压排放会大大增加同一火灾区内设备上的压力泄放阀的背压，假定火灾时泄压和减压排放同时发生。21.5119、 下游管系的尺寸确定一旦确定了每个总管，干管和支管的最大设计负荷，就可能确定下游管系的尺寸。从火炬或放空烟囱的顶端开始，该点的压力为大气压或临界值，加上每个计算的压力降，可以确定每个压力泄放阀和减压装置的下游建立起的背压。如果所需的管子过大，特别是在低背压的系统中，可以用平衡波纹箱式压力泄放阀代替非平衡弹簧承载式压力泄放阀，这样可以增加最大允许背压。此外，设计还应确保如果工艺系统中的两个或多个减压阀同时开启，高压系统中倒流至低压系统中的量不足以使其超压或干扰其操作。为了满足将来的扩建（例如改造），总管内的设计速度不能超过0.5的马赫数。干管内的速度可以高一些，可达1.0马赫。然而，由于管线中的120、弯头，三通或其它造成不连续流动的管件会使节流发生在马赫数低于1的情况下，所以此时管内的设计速度应小于0.9马赫。应避免在火炬排放系统上设小支管和仪表连接，因为它们容易引起声学振动。21.6 下游管系的布置 共用的排放系统将来自多个设施的排放送到一个设有集中放空口或火炬的共用排放系统中，通常比较简单与经济。在为高架放空或高架火炬而设计的共用排放系统中，一般需要一个靠近火炬筒的分液罐。装置内的压力泄放阀或减压阀应通过装置干管连入界区外的总管中。如果不可能这样做，火炬/放空管至少也要从火炬/放空管线发生局部故障不会造成险情的区域通过（如果可能，所有管线应为焊接）。在下列的情况下，在单元内应设置附加的121、分液罐：排放流中存在冷闪蒸液体，例如会引起主分液罐或水封容器（如设置）堵塞的液体；在主火炬系统中存在高温液体，高温液体引起的管线热膨胀而引发高应力；在总管中存在会凝固的高凝固点液体或含有高浓度固体的液体，例如晶体，聚合物；为了回收贵重或有毒的液体排放物流，物流进入主管前要进行收集和/或中和；为防止液体进入主火炬排放系统，因为这些液体会被来自其它装置的排放气体加速，从而在弯头及三通处产生高作用力；为克服总管需要爬高时产生的“袋形”的问题。在会出现少量液体的地方应设置小的排放罐或排液支腿。应对这些设施进行定期的检查以防止总管被堵塞。应当避免使用疏水器或类似操作机理的设施，因为它们非常容易被堵塞或结122、冰。火炬管线应坡向分液罐。对干管最小坡度应取1：200，对总管最小坡度为1：500。干管应尽可能连接到总管的顶部；但必须保证坡向总管，同时干管的连接点不能低于总管的下三分之一处。泄放系统的总管应留有自由通路，使起重机和其它维修设备可通过。应为火炬总管设置可在控制室指示压力的设施。应当考虑是否需要设置热补偿。对于新的设计，不应使用膨胀波纹管。 干管系统在几个工艺单元连到一个共用的排放系统上的情况下，如果当地规范允许，在来自各单元的干管上应设置切断阀。为保证装置运行时这些阀的开启，应将它们设为锁开。在切断阀的上游应备有可以切断管线的设施（盲板）。还要为干管配备法兰连接的一个排净口及一个放空口和清洗123、连接口。对于尺寸达到400mm的管线，应按管路等级考虑使用闸阀或通径球阀。必要时闸阀应备有冲洗连接。对于更大的尺寸（600mm），如果经济上有利，可考虑用蝶阀。切断阀应安装在水平的位置。这样可以使阀内存留的污物保持最少。还有，设计应保证在阀杆断裂的情况下（虽然可能性很小），闸阀能保持开启。 单独的排放出口如果将排放物送入共用的集中放空或火炬的作法不可行，可考虑使用单独的就地放空。放空出口位置的选择应满足：a)在所有可能出现人员的邻近区域，有毒物质的浓度被稀释至安全水平；b)在放空口偶然起火的情况下，火焰不会冲击邻近的设备且对设备及人员的热辐射控制在规范允许范围内；c)从放空出口排放出的可燃气体124、会被充分稀释；d)满足规范对噪音的要求。所有这样的放空口及其影响应在爆炸危险区域划分图清楚地标出。对于可燃物质的放空口，排放管的末端应为直角切断并圆化处理，以使静电起火的危险最小化，且管线要接地。这样放空出口的最低点应设一个泪孔（直径8mm）。放空速度应在切实可行的情况下尽可能高。只要可行，所需排放能力下不小于150m/s。21.7 流量测量要求在每个主火炬总管上应考虑设置流量测量装置。所选的仪表应有如下功能：a)识别流量的明显变化，以帮助操作人员发现不稳定的操作状态；b)帮助操作人员监控火炬和放空的损耗；c)测量低流量，以量化吹扫要求；根据吹扫流量设计流量测量范围;d)确定在火炬排放系统正在125、操作的情况下的可维修性和可拆卸性。在选择流量测量装置时，应保证其安装的流量测量装置不会堵塞火炬总管，并且在其内部或周围的管系内不会形成低点。另外，应寻求制造商关于装置正确安装的建议，特别是关于前后直管长度的要求。应考虑使用超声波流量计，因为这种流量计的大小流量比大且压降低。21.8 管路设计 概述排放系统管线的设计和编制应满足已确定的管线等级的要求。装置区内的排放系统管线应进行水压实验。对于装置区外的排放系统总管，由于它们的直径大且为单线连接至火炬或放空烟囱，可按当地规范采用特殊的实验方法，例如气密试验或100%X射线探伤。总管和支撑应按下面有液体的假定情况进行设计：直径（mm）假定量250充126、满300-4001/2充满450-9001/3充满9501/4充满 两相流形成的载荷在两相流排放时，应特别注意塞状流的发生。在判定支撑的最大受力时，应考虑可进入火炬系统的所有物流的影响。为此应计算所有排放流的总量（例如操作工况，和事故工况），并且应对液体和气体排放同时发生的情况进行分析。应注意由于排放管的坡度有限，液体会在排放管中停留一定时间。在液体泄放后很快发生的气体泄放会对此液体形成夹带，且有可能形成塞状流，从而产生强作用力。这种情况可通过正确的仪表设置、设置就地排污罐或收集罐、或气体和液体排放总管分开设计来排除塞状流的发生。在初期设计阶段如果还不能确定所有物流可能的流动影响，倘若两相流的127、流率在900mm的总管中不超过500kg/sec，在600mm的总管中不超过200kg/sec，可以假定以声速流动的两相流产生的最大横向力对900mm的集合管为50000N，对600mm的集合管为20000N。（假定此时不发生塞状流，且流体为均匀混合。）21.9 减少火炬负荷的措施减少火炬负荷的措施有三个：a) 通过工艺流程的设计减少火炬负荷 b)通过动态分析减少火炬负荷c)通过仪表保护功能（IPF）减少火炬负荷 通过工艺流程的设计减少火炬负荷通过工艺流程的设计,使排放量因系统的特性而得到降低，从而减少火炬的排放负荷。例如，发生停电事故时，如果精馏塔再沸器热源规定是由机泵输送的热油，那么冷却水128、泵停止运行的同时，再沸器也将因为热油泵停转而失去热源。另一个例子是使用空冷器，利用其剩余冷却效果，以避免冷却水故障时完全失去冷量。最后一个例子是提高设备的设计压力，使其高于预期的系统最高压力，这样压力泄放阀将不会起跳或根本无需设置。 通过动态分析减少火炬载荷根据对工艺流程的动态分析，所有的压力泄放阀不可能同时全部排放或在排放周期内不可能以恒定的流量排放。排放量或排放时间（动态）的分析可以用来决定火炬负荷的峰值。然而，动态分析需要大量的计算，而计算过程所需要的系统的可靠的数据或模型往往无法得到，因而应用动态分析减少火炬负荷必须十分慎重。但对某些情况可进行动态分析，例如，高密度聚乙烯装置（HDPE129、）和聚丙烯装置（PP），在停电或停水事故时，反应器及附属系统必须直接排放至火炬系统。反应系统的主要排放物流的特点已得到充分理解，而其排放特性恰好相反。例如HDPE装置的峰值排放量为69.4kg/s,发生时间为0；而PP装置最初的排放会有一个缓慢积聚过程（通常预测为底部排放），时间为0时，排放量仅为5.7kg/s,此后将不断增加并在90秒时达到短期峰值33kg/s。考虑到这种分阶段排放的性质，HDPE和PP反应器系统叠加后的峰值排放量将发生在60秒时，为87.9kg/s，这要比各自最大峰值排放量之和（102.4 kg/s）小。 通过仪表保护功能（IPF）减少火炬负荷可以通过采用仪表保护功能（IP130、FS）来减少火炬系统的负荷。危险程度可以根据故障发生的频率和产生后果并进行等级划分，并可通过危险等级术语加以描述。按照国际标准（ANSI/ISA S84.01和IEC61508），危险等级称为安全整体水平（SIL）。本项目安全仪表系统的最高安全度等级为SIL3。可靠性要求高的系统要求采用安全度等级高的仪表，即SIL3。这些系统（SIL=3）的每个元件以及整体都需要高度的可靠性。因此，每个仪表的SIL都与系统可靠性或“要求仪表系统操作运行时的故障可能性（PFD）”相关。可靠性也与所采取的降低危险的措施相关。每个安全度等级（SIL）的危险性划分基于IEC61511和AMSI/ISAS84.01等最131、为通用标准，这些标准多适用于IPF系统。此外，IEC61508主要适用于IPF元件生产商。确定了SIL等级后，仪表和设备的选择应满足相应的可靠性要求。一个IPF由传感器、逻辑运算器和终端元件组成。传感器变送器2）开关逻辑运算器1）可编程序控制器PLC2）DMR双重模块冗余包3）TMR三重模块冗余包终端控制元件1）阀门2）压缩机跳车系统3）其它对SIL3的构成元件规定如下：传感器采用三取二（这样可在很大程度上消除了内在故障），元件要求为SIL3；逻辑运算器选用SIL4（固定状态，不可能发生编程错误）；终端元件，如果是阀门，将设置双阀（可在很大程度上减少内在故障），元件要求为SIL3。 22 采用132、的主要标准规范序号标准编号标准名称1GB/T 2588-2000设备热效率计算通则2GB/T 2589-1990综合能耗计算通则3GB 16297-1996大气污染物综合排放标准4GB 50058-1992爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范5GB50160-1992(1999年版)石油化工企业设计防火规范（1999年版）6GBJ 16-1987建筑设计防火规范（2001年版）（注：含1995、1997、2001年三次局部修改内容）7GBJ 126-1989工业设备及管道绝热工程施工及验收规范8JB/T 4740-1997空冷式换热器型式与基本参数9SH/T 3003-2000石油化工合理利用能133、源设计导则10SH 3009-2001石油化工企业燃料气系统和可燃性气体排放系统设计规范11SH 3010-2000石油化工设备和管道隔热技术规范12SH 3011-2000石油化工工艺装置设备布置设计通则13SH 3024-1995石油化工企业环境保护设计规范14SH/T 3032-2002石油化工企业总体布置设计规范15SH3035-1991(SHJ 35-1991)石油化工企业工艺装置管径选择导则16SH/T 3040-2002石油化工管道伴管和夹套管设计规范17SH 3047-1993石油化工企业职业安全卫生设计规范续表序号标准编号标准名称18SH 3063-1999石油化工企业可燃气134、体和有毒气体检测报警设计规范19SH/T 3096-2001加工高硫原油重点装置主要设备设计选材导则20SH 3098-2000石油化工塔器设计规范21SH/T 3101-2000炼油厂流程图图例22SH/T 3110-2001石油化工设计能量消耗计算方法23SH/T 3118-2000石油化工蒸汽喷射式抽空器设计规范24SH/T 3120-2000石油化工喷射式混合器设计规范25SH/T 3121-2000炼油装置工艺设计规范26SH/T 3122-2000炼油装置工艺管道流程设计规范27SH 3126-2001石油化工仪表及管道伴热和隔热设计规范28SH/T 3129-2002加工高硫原油重点装置主要管道设计选材导则29SH 3501-2002石油化工有毒、可燃介质管道工程施工及验收规范30SHB-Z06-1999石油化工紧急停车及安全联锁系统设计导则31SY/T 0045-1999原油电脱水设计规范32SY/T 6344-1998易燃和可燃液体规范33GB 5017793氢氧站设计规范34GB 5018393原油和天然气工程设计防火规范