甲醇厂事故应急预案参考模板范本

1、PAGE 甲醇厂事故应急预案 一、基本情况化工有限公司甲醇工程项目，位于市县县城南部，黄河冲积平原。地貌单一，地形基本平坦，年平均气温14.8，极端最高气温41.0，极端最低气温-11.9，最热月平均气温31（7月），最冷月平均气温-0.1（1月）；全年平均气压100.76 KPa；年降雨量606.2mm；平均相对湿度69%；平均风速1.4 m/s，最大风速15.0 m/s，年主导风向：冬季西西南风12%，夏季东东北风 11%。甲醇项目采用国内自主创新的HT-L粉煤加压气化技术，利用神木、焦煤、鹤壁煤等为原料，生产甲醇原料气。其气化装置设计规模为日产207万Nm3（CO+H2）。送出气化界区的

2、粗合成气正常量96050Nm3/h，其中有效气体成份（CO+H2）量为86382Nm3/h（保证值）；最大气量为115260Nm3/h，其中有效气体量为103658Nm3/h。耗煤量正常情况为57.1t/h，最大量68.5t/h。甲醇生产能力为：正常30万吨/年，最大36万吨/年；本工程主要公用工程系统包括三套150吨/小时高温高压循环流化床锅炉系统、循环水系统、脱盐水系统、污水处理系统、变配电系统等。整套装置采用DCS系统进行集中控制。公司甲醇工程项目由气化分厂、甲醇分厂、热电分厂、电仪分厂等构成；甲醇分厂下设变换、脱硫脱碳（低温甲醇洗）、硫回收、合成气压缩、氨压缩、CO2压缩、合成、精馏、

3、汽车装车站台、变换，低温甲醇洗，离心压缩，CO2压缩、合成、精馏、甲醇罐区等岗位。甲醇分厂各工段工艺流程概述如下：1.变换甲醇合成反应需要控制合成新鲜气中（H2-CO2）/（CO+CO2）在2.052.1之间，HT-L粉煤加压气化生产的粗煤气中CO和H2含量不符合甲醇合成新鲜气的要求，需将粗煤气进行CO变换,变换系统采用低水汽比耐硫部分变换工艺。耐硫变换为放热反应，在变换反应过程中产生大量反应热，通过设置中压蒸汽发生器，利用变换反应热加热锅炉给水来副产饱和蒸汽，副产的饱和蒸汽送入外管网，供其它用汽单元，使热量得到充分利用，降低系统能耗。从气化来的3.72MPa（G），210.5的粗煤气，首先进

4、入低压蒸汽发生器（E-2001），利用粗煤气的热量副产0.5MPa（G）的低压饱和蒸汽，副产的低压饱和蒸汽送入界区外低压蒸汽管网。低压蒸汽发生器所需的锅炉水来自脱氧槽（V-2001），低压蒸汽发生器的液位通过调节锅炉给水流量来控制。粗煤气经低压蒸汽发生器（E-2001）降温后进入变换炉进料分离器（S-2001）分离液体后，气相从分离器顶部排出，分离器中的冷凝液在液位控制下自分离器底部排出，经冷凝液增压泵（P-2001A/S）增压后返回气化单元的洗涤塔循环使用。在变换炉进料分离器进气管线上设置了温度报警系统，通过遥控蒸汽发生器的副线来调节粗煤气的温度，相应改变了粗煤气中的气相水含量，以保证粗煤气

5、在对应温度、压力下的水气比。粗煤气随后进入变换炉进料换热器（E-2002），在此被来自中压蒸汽发生器（E-2003）的变换气加热至240后，从变换炉上段顶部进入变换炉，在炉内催化剂的作用下，粗煤气中的部分CO与H2O发生变换反应，并放出大量的反应热，反应温度控制在385，从变换炉上段底部引出变换气送入中压蒸汽发生器（E-2003）,利用变换气的热量副产4.0MPa的中压饱和蒸汽,副产的中压饱和蒸汽送入界区外中压蒸汽管网，此变换气换热后冷却至283进入变换炉进料换热器（E-2002），与变换炉进料分离器（S-2001）来的粗煤气换热冷却至240进入变换炉下段，进一步进行变换反应生成H2和CO2，

6、变换反应方程式为：CO+H2O CO2+H2+QCOS+H2O CO2+H2S+Q为使变换炉内催化剂在最佳活性温度范围内工作，在变换炉进料换热器（E-2002）粗煤气进出口处设置旁路，通过调节旁路粗煤气的流量来保证进入变换炉的气体温度。根据甲醇生产的工艺要求，需控制变换气中的CO含量约为19%（mol），为此在变换炉的进出口管线间设置了旁路，通过调节旁路粗煤气的流量来满足变换炉出口变换气中的CO含量。从变换炉出来的变换气温度为376，压力为3.57Mpa，首先进入中压蒸汽发生器（E-2004）,利用变换气的热量副产4.0MPa的中压饱和蒸汽,副产的中压饱和蒸汽送入界区外中压蒸汽管网，中压蒸汽发

7、生器（E-2003）、（E-2004）所需的锅炉水来自经锅炉给水预热器（E-2005）预热至180的脱氧水，通过调节锅炉给水流量来控制中压蒸汽发生器的液位。从中压蒸汽发生器（E-2004）出来的变换气进入中压给水预热器（E-2005），通过加热脱氧水回收变换气中的余热，并使变换气的温度降至约210然后进入有机硫水解槽（R-2002）,变换气在有机硫水解槽内催化剂的作用下将气体中的有机硫转化为硫化氢以利于在脱硫、脱碳单元更容易将硫脱除。水解反应的化学反应方程式为：COS+H2O CO2+H2S+Q反应后的气体经脱盐水预热器（E-2006）进一步冷却至约70后，再经变换气水冷器（E-2007）用循

8、环水冷却至40进入变换气分离器（S-2002）进行气液分离，分离液相后约40，3.3MPa（G）的变换气送入脱硫、脱碳单元，分离出的冷凝液经过汽提塔（C-2001）汽提后送气化单元脱氧槽。在脱盐水预热器（E-2006）的脱盐水管线上设置了旁路，通过调节脱盐水的旁路流量来满足离开界区的变换气的温度要求。界区内所需的循环水和脱盐水均来自外管网，循环水经变换气水冷器将变换气冷却后返回管网。脱盐水经脱盐水预热器加热后，一部分去脱氧槽（V-2001）脱氧，一部分送外管网。另外设置了开工电加热器（E-2008），用于装置开车时CO变换催化剂的升温和硫化的需要。变换（2000）工艺流程详见附图：A205-2

9、6-2000-040-0012.脱硫、脱碳脱硫、脱碳单元采用低温甲醇洗工艺。来自变换的3.3MPa（G）、40的变换气在原料气/净化气换热器（EA-2201）中被净化气换热冷却至27，再经原料气氨冷器（EC-2201）通过液氨的蒸发冷却至12。冷却后的变换气在变换气分离器（V-2201）中分离出工艺冷凝液排放至气化装置的脱氧槽中。从变换气分离器（V-2201）分离出的变换气与闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）来的闪蒸气（CO、H2）汇合，汇合后的气体通过混合器注入一小股来自气提/CO2解吸塔循环进料泵（P-2201A/S）的甲醇溶液（降低冰点，防止结冰，0.5t/h）。汇合后的冷变换气在原料

10、气/净化气CO2产品换热器（EA-2202）中与净化气和纯CO2气换热进一步冷却至-28。冷却后的变换气进入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部的预洗段，混合气体中的NH3、HCN和大部分H2S在此被来自气提/CO2解吸塔进料氨冷器（EC-2202）的过冷富甲醇溶液吸收。吸收了H2S的预洗甲醇溶液从H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）底部流出，经甲醇/水分馏塔换热器（EA-2208）与来自甲醇/水分馏塔进料泵（P-2206A/S）的甲醇水溶液换热后，进入甲醇/水分馏塔（C-2204）。经过H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部的预洗段将大部

11、分H2S脱除后的变换气，继续向塔顶移动，经冷甲醇溶液通过三段吸收CO2气体后，从顶部出来的净化气经净化气分离器（V-2210）分离出残液后进入原料气/净化气/CO2产品换热器（EA-2202，多流股绕管换热器）、原料气/净化气换热器（EA-2201）换热升温后，进入精脱硫槽（V-2213）进一步脱除H2S气体，使H2S含量小于0.1ppm，成为合格的合成气，送往合成气压缩工段。为综合利用冷量，减少甲醇的循环量，从H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）脱碳段上部流下的甲醇溶液经富CO2甲醇氨冷器（EC-2203）冷却后送入塔（C-2201/C-2202）脱碳段中部作为吸收剂，从脱碳

12、段中部流下的甲醇溶液经甲醇循环冷却器（EA-2204）与来自气提/CO2解吸塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）的冷甲醇换热降温后送入塔（C-2201/C-2202）脱碳段下部作为吸收剂。从H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）CO2吸收段下部流出的一股富甲醇溶液经吸收塔循环进料泵（P-2201A/S）加压后，大部分进入吸收塔进料氨冷器（EC-2202）冷至-34流入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部预洗段，小部分送入经变换气分离器（V-2201）分离出液体后的变换气中，以防结冰。从H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）CO2吸收段下部

13、流出富含CO2及CO、H2 并含微量H2S的富甲醇溶液进入中压闪蒸塔（C-2203）上段减压闪蒸出CO、H2气。上段闪蒸气从中压闪蒸塔下段中间段进入继续闪蒸。来自H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）H2S吸收段的富含H2S及CO2、CO、H2的富甲醇溶液进入中压闪蒸塔（C-2203）下段闪蒸，闪蒸气从中压闪蒸塔（C-2203）下段顶部排出。排出气（-29，1.4MPa）经闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）换热升温至25，进入闪蒸气压缩机缓冲罐（V-2204）缓冲，进入闪蒸气压缩机（K-2201）压缩，压缩后进入闪蒸气压缩机水冷器（EA-2213）冷却至42，再经闪蒸气压缩机出

14、口缓冲罐（V-2207）、进入闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）与来自中压闪蒸塔（C-2203）的排出气换热冷却至-11，送入变换气中以提高变换气中有效组份CO、H2的含量。若生产中发生紧急情况时可从闪蒸气压缩机后冷器（EA-2214）出口后的管道排往火炬气总管。从中压闪蒸塔（C-2203）上段底部排出的富含CO2甲醇溶液经闪蒸甲醇氨冷器（EC-2206）冷却至-34分两股进入气提/CO2解吸塔（C-2204）上段，与来自中压闪蒸塔（C-2203）下段底部的一股经闪蒸甲醇冷却器（EA-2215）冷却至-41的含CO2、H2S富甲醇溶液共同闪蒸出纯度达99.99的CO2气体。CO2气体从塔顶部

15、排出，经原料气/净化气/CO2产品换热器（EA-2202, 多流股绕管换热器）换热升温至-6后进入原料气/CO2产品气换热器（EA-2216）,与原料气换热后一部分去CO2压缩工段，一部分送往排气总管。由中压闪蒸塔（C-2203）下段底部出来的含CO2、H2S富甲醇溶液经闪蒸甲醇冷却器（EA-2215）冷却至-41，大部分进入气提/CO2解吸塔（C-2204）上段闪蒸，小部分进入再吸收塔（C-2204）下段。闪蒸出CO2气体后含少量 CO2和H2S富甲醇溶液流入塔（C-2204）下段。这些富甲醇溶液在塔（C-2204）中，被经氮气冷却器（EA-2207）预冷后的-46氮气气提，从塔（C-220

16、4）下段顶部排出含部分CO2、微量H2S等杂质的气体。杂质气体一股在氮气冷却器（EA-2207）预热至16后去尾气水洗塔（C-2207）经水洗后放空，另一股经酸性气/尾气换热器（EA-2211A/B）预热后去尾气水洗塔（C-2207）经水洗后放空。还有一股经尾气换热器（EA-2217）换热后去尾气水洗塔（C-2207）经水洗后放空。气提/CO2解吸塔（C-2204）下段中部由气提/CO2解吸塔循环泵（P-2202A/S）抽出含H2S的甲醇溶液分两股：一股进入酸性气分离器（V-2202），由酸性气分离器（V-2202）顶部出来的含H2S气体进入气提/CO2解析塔（C-2204）下段中下部，以最大

17、程度的富集硫组份；另一股经气提/CO2解析塔甲醇/贫甲醇换热器（EA-2205A/B）、甲醇循环冷却器（EA-2204）两次换热升温至-42回流入塔（C-2204）下段中下部。从塔（C-2204）下段底部出来的富含H2S的甲醇溶液由热再生塔进料泵（P-2203A/S）加压经贫/富甲醇换热器（EA-2206A-L）换热，由-58升温至94后进入热再生塔（C-2205）。低压蒸汽通入热再生塔再沸器（EC-2204）加热，产生精馏所需的气体。由热再生塔（C-2205）顶部出来的富含H2S的酸性气体经尾气换热器（EA-2217）,热再生塔顶冷凝器（EA-2209）冷凝，在回流罐（V-2203）分离出冷

18、凝液，气相经酸性气再加热器（EA-2210）、酸性气/尾气换热器（EA-2211A/B）两次换热冷却后进入酸性气分离器（V-2202），分离出富含H2S、COS的克劳斯气体和甲醇溶液，富含H2S、COS的克劳斯气体经酸性气再加热器（EA-2210）加热升温后送硫回收装置。酸性气分离器（V-2202）分出的甲醇溶液流入回流罐（V-2203），与已有凝液经热再生塔回流泵（P-2207A/S）送入热再生塔（C-2205）顶部回流。热再生塔（C-2206）中部充分再生的贫甲醇经H2S/CO2吸收塔进料泵（P-2204A/S）加压大部分经贫/富甲醇换热器（EA-2206A-L）、气提/CO2解吸塔甲醇/

19、贫甲醇换热器（EA-2205A-B）冷却至-58分进入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）顶部，需要时引一股进中压闪蒸塔（C-2203）下段上部回流。经H2S/CO2吸收塔进料泵（P-2204A/S）加压后的小部分甲醇回流入热再生塔（C-2205）中部。从热再生塔（C-2205）底部出来的含水量大的甲醇水溶液经甲醇/水分馏塔进料泵（P-2206A/S）送入甲醇/水分馏塔换热器（EA-2208）冷却后，进入甲醇/水分馏塔（C-2206）。从H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）底部流出，在系统压力下经甲醇/水分馏塔换热器（EA-2208）加热后的含灰质、H2S、CO

20、2的污甲醇进入甲醇/水分馏塔（C-2206）中部。为保证系统平衡在进入甲醇/水分馏塔换热器（EA-2208）的入口管线上增加补充新鲜甲醇的管线。甲醇/水分馏塔（C-2206）底部用中压蒸汽加热甲醇/水分馏塔再沸器（EC-2205）产生气提蒸汽进入甲醇/水分馏塔（C-2206）,塔顶部出来的新鲜甲醇蒸汽进热再生塔（C-2205）中部。底部送出的污水经废水冷却器（EA-2212）水冷后送污水处理装置。系统排出的污甲醇回收入地下污甲醇罐（V-2206），由地下污甲醇泵（P-2208）送回系统进一步利用。停车时从系统中倒出的甲醇液存放在甲醇储存罐（V-2209）中。开车时用的甲醇及系统补充的新鲜甲醇储

21、存于新鲜甲醇罐（V-2208）,通过新鲜甲醇泵（P-2209）加压送入系统。脱硫、脱碳（2200）工艺流程详见附图：A205-26-2200-040-0013.硫回收由低温甲醇洗来的压力0.16MPa（G），温度约26.85，H2S含量约为25.56的酸性气体进入酸性气分离器（V-2101）分液后，通过酸性气预热器（E-2101）用1.27MPa（G）低压饱和蒸汽预热至160后，进入酸性气体燃烧炉（F-2101）。同时由燃烧炉空气鼓风机（K-2101A/S）加压至0.078MPa（G）的空气经空气预热器（E-2102）用1.27MPa（G） 低压饱和蒸汽预热至160后，也进入酸性气体燃烧炉（F

22、-2101），空气的流量是由酸性气的流量和分析测定的酸性气含硫量及化学反应所要求的氧气量来确定的，流量大小由调节阀来调节控制。在燃烧炉内酸性气体与氧气进行部分燃烧反应，主要反应方程式为：H2S+3/2O2 SO2+H2O+Q1H2S+ 1/2SO2 3/4S2+H2O+Q2燃烧后的高温过程气进入余热锅炉（E-2103）通过副产1.27MPa（G）蒸汽将过程气冷却至350，再进入一级冷凝冷却器（E-2104）冷却至170分离出单质硫，同时副产0.5MPa（G） 低压饱和蒸汽。过程气经一级掺合阀用酸性气体燃烧炉（F-2101）炉内高温气体掺合至240后，进入克劳斯反应器（R-2101），在克劳斯反

23、应催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺，主要反应方程式为：2H2S+ SO2 3/XSX+2H2O+Q从克劳斯反应器（R-2101）出来，温度为290的反应过程气经二级冷凝冷却器（E-2105）冷却至160分离出单质硫，同时副产0.5MPa（G） 低压饱和蒸汽。过程气再经二级掺合阀，用酸性气体燃烧炉（F-2101）炉内高温气流掺合至220，后进入氧化反应器（R-2102），反应器内总的化学反应是硫化氢与氧反应，生成硫和水，主要反应方程式为：H2S+ 3/2O2 SO2+H2O+Q1H2S+ 1/2SO2 3/4S2+H2O+Q2反应产生的热量一部分用于提高反应器自身温度，一部分通过

24、设备内设置的盘管换热。氧化反应器采用内水-蒸汽管冷，与汽包（V-2104）相连接，汽包副产2.5MPa（G） 中压饱和蒸汽，通过调节汽包蒸汽压力来控制氧化反应器（R-2102）内的温度为320，控制氧化反应器气体出口温度为160，且为气态。从氧化反应器出来的反应气进入硫冷凝器（E-2106）冷却并冷凝气体中的硫，硫冷凝器的管外副产0.5MPa（G）低压饱和蒸汽，通过调节蒸汽压力，控制管程的出口温度为150，既要使气体中的硫冷凝下来，又不能低于硫的凝固点而使管道堵塞。气液混合的硫进入硫分离器（V-2103），使液态硫和气体分离，分离出的液态硫经硫液封（V-2102）后去液硫贮槽（V-2106A/

25、B），由液硫泵（P-2102A/B）升压去硫磺造粒机（M-2101）成型为硫磺颗粒后，装袋出售。分离器出来的尾气压力0.02MPa（G），温度150，经洗涤塔（C-2101）冷却水洗涤降温后，通过水封（V-2108）送厂区放空总管。洗涤塔（C-2101）底部排出的废液进入水沉淀槽（V-2105），沉淀后经洗涤液泵（P-2101A/S）升压循环使用，一部分与分离器出来的尾气混合，用于降低进塔尾气温度，另一部分进入水冷却器（E-2107），通过与循环水换热降温后，进入洗涤塔（C-2101），在洗涤塔内与尾气逆流接触，对尾气进行洗涤、降温。余热锅炉、一级冷凝冷却器、二级冷凝冷却器、汽包、硫冷凝器副产

26、的蒸汽回收利用。硫回收工艺流程详见附图：A205-26-2100-040-0014.CO2压缩来自脱硫脱碳单元，压力为0.04MPa（G）、温度为29.42的二氧化碳气经外管网送入二氧化碳压缩机（K-2301 A/B/C/S）一级进气缓冲器，然后进入压缩机一段气缸压缩，压缩后的气体经一级排气缓冲器进入一级冷却器，经冷却降温并分离出冷凝水后，再进入二级进气缓冲器，共经过四段压缩、冷却、分离后的二氧化碳气压力为8.0MPa（G），经外管网送至输煤系统。当气化初始开车，脱硫脱碳单元没有解吸出来的二氧化碳气时，二氧化碳压缩只能从空分装置来的低压氮气（压力P=0.006MPa（G），温度t=37）经外管

27、网送入二氧化碳压缩机（K-2301 A/B/C/S），经四段压缩后的氮气（压力P=5.0MPa（G）送至输煤系统以满足气化单元的开车需要，经过气化单元开车后产生的粗煤气经过脱硫脱碳单元而解吸出来的二氧化碳气送至二氧化碳压缩单元，经切换二氧化碳气进入二氧化碳压缩机（K-2301 A/B/C/S），这时压缩机的运行为正常的压缩运行。使整体生产流程进入正常操作状态。从各级冷却分离器分离出来的水，汇集后经外管送入气化单元渣场废水。CO2压缩工艺流程见附图：A205-26-2300-040-0015.合成气压缩合成气压缩机为透平式压缩机，由一机两段组成，分别定义为压缩段和循环段。来自脱硫脱碳单元的净化气

28、（压力为3.08MPa（G）、温度为29.32）经外管网送入合成气压缩机（K-2401）压缩段压缩，经压缩段压缩后的净化气压力为6.48MPa（G）、温度为140,然后进入中间气体冷却器（E-2401），经冷却后的净化气压力为6.45MPa（G）、温度为40，再与来自合成工段的6.58MPa（G）、40的循环气混合，混合后的气体进入合成气压缩机（K-2401）循环段压缩，经压缩后的合成气压力为6.80MPa（G）、温度为46.8，经循环段压缩后的合成气一部分进入防喘震冷却器（E-2402）经冷却后返回压缩机循环段入口，以保证合成气压缩机的稳定运行，另一部分合成气通过外管送至合成系统。合成气压缩

29、机采用凝汽式汽轮机驱动，从外管网来的3.82MPa（G）、420过热中压蒸汽进入汽轮机（KT-2401），做功后的蒸汽进入汽轮机凝汽器（TE-2401）冷凝，出凝汽器蒸汽冷凝液送至外管网。由于净化气为有毒、易燃、易爆气体，在正常运行期间，压缩机轴密封应该保证该气体不泄露至大气中，应该将其从压缩机可靠安全地排出，同时还应该保证压缩后的气体不受油污染，以保证合成触媒的使用活性，因此，压缩机采用串联式干气密封系统。合成气压缩工艺流程见附图：A205-26-2400a-040-0016.氨压缩生产过程中氨压缩单元为空分（4000）装置和脱硫、脱碳（2200）单元提供所需的冷量，氨压缩单元（2400b）

30、设有一台氨压缩机组，其目的是把来自空分单元和脱硫脱碳单元的气氨进行压缩，以便用冷却水将气氨冷凝成液氨循环使用。开车时将液氨补充进液氨槽（V-2411），之后自液氨槽引出液氨送往空分（4000）单元和脱硫脱碳（2200）单元节流膨胀后换热蒸发，蒸发后自空分（4000）和脱硫脱碳（2200）单元返回的+4气氨进入1气液分离罐（V-2412）；自脱硫脱碳（2200）单元返回的-40气氨进入2气液分离罐（V-2413）。1气液分离罐（V-2412）蒸发的气氨进入氨压缩机（K-2411）二段入口；2气液分离罐（V-2413）蒸发的气氨进入氨压缩机（K-2411）一段入口。经氨压缩机（K-2411）一段增

31、压后的气氨再经过1段间冷却器（EA-2413）进行冷却，之后与来自1气液分离罐（V-2412）的气氨汇合后进入氨压缩机（K-2411）二段入口，自氨压缩机（K-2411）二段增压后的气氨经过2段间冷却器（EA-2412）进入氨压缩机（K-2411）三段入口，最后，自氨压缩机（K-2411）三段增压后的气氨压力达到1.8MPa（G），温度达到127.3，此时的气氨进入氨冷却器（EA-2411）与冷却水换热后冷凝成40、1.6MPa（G）的液氨进入液氨槽（V-2411），液氨再从液氨槽（V-2411）分别送往空分（4000）单元和脱硫、脱碳（2200）单元使用，蒸发后的气氨返回氨压缩单元继续循环使

32、用。另外，自液氨槽（V-2411）引出的一股液氨分别进入1气液分离罐（V-2412）和2气液分离罐（V-2413）内的盘管，之后返回液氨槽（V-2411），用于将气液分离罐内的液氨蒸发。氨压缩工艺流程见附图：A205-26-2400b-040-0017.合成来自压缩单元压力为6.80Mpa（G），温度为46.8的合成气首先进入中间换热器（E-2501）与出甲醇反应器（R-2501）的甲醇反应产物进行热交换，将合成气升温至225左右进入甲醇反应器，在催化剂的作用下，进行甲醇合成反应，该反应方程式为：CO2H2CH3OH CO23H2CH3OHH2O从甲醇反应器出来的温度为250275的反应产物进

33、入中间换热器（E-2501），与来自合成气压缩单元的合成气换热降温至102左右后先进入最终冷却器EA-2502A/B脱盐水冷却器进行冷却，同时将脱盐水加热送往脱盐水装置进行二级脱盐，冷却后的粗醇气和粗甲醇进入最终冷却器EA-2502C/D，经循环冷却水冷却至40后送入甲醇分离器（E-2503A/B），进行气液分离，分离出的循环气送合成气压缩工段，一部分弛放气送驰放气洗涤塔（C-2501）经脱盐水进一步洗涤后送氢回收（2500a）。从甲醇分离器分出的液体粗甲醇进入闪蒸槽（V-2502），进一步闪蒸出溶于其中的气体，经外管网送气化装置做燃料，从闪蒸槽（V-2502）出来的产品粗甲醇送甲醇精馏工段。

34、甲醇反应器开车时，通过开工蒸汽喷射器（JR-2501）向反应器加入中压蒸汽，进行催化剂的升温还原。甲醇合成反应是放热反应，生产过程中通过向甲醇反应器中通入锅炉水来带走反应热，锅炉水以及水蒸汽排出甲醇反应器，进入汽包（V-2501），汽包出来的中压蒸汽送入外管网，汽包排水与甲醇反应器（R-2501）排水汇合后进入闪蒸罐，经过闪蒸后压力为0.4Mpa，温度为150的低压蒸汽送入外管网回收使用。合成工段工艺流程详见附图：A205-26-2500-040-0018.氢回收来自合成单元压力为6.58MPa（G），温度为40的甲醇驰放气首先进入驰放气分离器（V-2511）用于除去驰放气中的液体。离开驰放气

35、分离器（V-2511）的驰放气含有该温度、组成下的饱和水蒸汽。为避免水蒸汽在普里森分离器（V-2512）渗透侧浓缩后凝结，同时为使分离器处于最优化的工作状态，设一驰放气加热器（E-2511）将驰放气升温至50，该加热器加热介质为低压蒸汽，通过TV-25101进行温度调节，并设有驰放气温度高低报警及高联锁。加热后的驰放气进入膜分离器（V-2512）回收其中的氢气，富氢的渗透气通过中空纤维膜管壁从靠近分离器驰放气入口的渗透气管口出去去合成气压缩工段。非渗透气离开普里森分离器的壳程，该气体氧含量已经很少，减压后直接去气化装置做燃料。氢回收工段工艺流程详见附图：A205-26-2500a-040-00

36、19.精馏甲醇精馏（2600）是把从甲醇合成来的粗甲醇液体混合物进行多次加热汽化、冷凝、回流的精馏过程，从加压精馏塔和常压精馏塔顶回流冷凝液中得到精甲醇产品。本项目采用三塔流程。从甲醇合成来的粗甲醇进入粗甲醇计量槽（V-2601A/S）。由粗甲醇泵（P-2601A/S）送出,经粗甲醇预热器（E-2601）预热后（约65）到预精馏塔预精馏。预精馏塔共设有48块塔板，在第32、36、40块塔板上设有进料口。依据操作情况选定一个进料口。预精馏塔的操作压力约为0.05MPa（G），塔釜温度维持在81，塔顶温度维持在73，预塔再沸器的热源为压力0.5MPa（G）温度158的低压蒸汽。从预精馏塔顶部出来的

37、气体包括不凝性气体、轻组分、水蒸气及甲醇气相。经过预塔一级回流冷凝器（E-2602A）和预塔二级回流冷凝器 （E-2602B） 冷凝后，大部分水分和甲醇通过预塔回流槽（V-2602）至预塔回流泵（P-2602A/S）送入预精馏塔（C-2601）顶部第48块塔板进行回流，在回流液中加入2%的NaOH碱液控制酸度。加入10%的萃取水，以保证粗甲醇液相中杂质的水解作用。不凝气和低沸点组份及少量甲醇气经预塔水封（V-2608）就地高空排放。从预精馏塔塔底出来的温度约为81的粗甲醇由加压塔给料泵（P-2603A/S）送至加压精馏塔（C-2602）的进料口进料。加压精馏塔共设有84块塔板，在第8、10块塔

38、板上设有进料口可供选用。加压塔的操作压力约0.57MPa（G），塔底温度维持在127，塔顶温度约为121。加压塔再沸器的热源为压力为0.5MPa（G），温度为158的低压蒸汽。从加压塔顶部出来的甲醇气体（温度约121），进入冷凝器/再沸器（E-2606A/S）（冷凝温度：约115），与常压塔釜液相换热，冷却为110的液相后，一部分进入加压塔回流槽（V-2604），经加压塔回流泵（P-2604A/S）送入加压塔顶部第84块塔板上进行回流；另一部分甲醇经加压塔精甲醇冷却器（E-2605）冷却至40，作为产品甲醇送至精甲醇计量槽（V-2605A/S）。加压塔底部的粗甲醇靠加压塔自身的压力进入常压塔进

39、料口。常压精馏塔（C-2603）共设有84块塔板，在第30、32、34块塔板上设有进料口，通常在第26块塔板进料。常压塔塔釜温度维持在105，塔顶温度约66，压力在0.0060.01MPa（G）。从常压塔顶出来的气体进入常压塔回流冷凝器（E-2607）冷凝降温至60进入常压塔回流槽（V-2604）。经常压塔回流泵（P-2605A/S）一部分送入常压塔顶部第84块塔板上进行回流；另一部分送常压塔精甲醇冷却器（E-2610）冷却至40，作为产品甲醇送到精甲醇计量槽（V-2605A/S）。为了节能及减少用水量，冷凝器/再沸器（E-2606A/S）的热源为加压塔顶出来的甲醇气冷凝过程中释放出来的热量。

40、高级醇（即杂醇油）：浓集于常压塔下部第614块塔板上，在第6、8、10、12和14块塔板上设有杂醇油采出口，采出的杂醇油经杂醇油冷却器冷却至50后进入杂醇油槽，经杂醇油泵送出作为它用或装车外运。精甲醇计量槽（V-2605A/S）内的精甲醇经分析化验，质量合格的由精甲醇泵送精甲醇库区，质量不合格的由精甲醇泵（P-2606A/S）送回粗甲醇计量槽（V-2601A/S）再次循环精馏。由常压塔底出来的塔底废水含有30PPm（wt%）的微量甲醇，温度约为105，压力为0.01MPa（G），经常压塔底废水冷却器（E-2609）冷却至50后，由常压塔底废水泵（P-2610A/S）送厂化学污水处理站。甲醇精馏

41、（2600）主项的操作控制系统进入厂区DCS系统。若在事故状态下由控制系统可直接停止各台泵的运行。精馏（2600）工段工艺流程详见附图：A205-26-2600-040-00110.罐区甲醇罐组设置2个10000m3的精甲醇储罐（V2801A/B）和1个3000m3的粗甲醇储罐（V2802）。来自精馏工段的精甲醇进入精甲醇储罐，精甲醇自精甲醇储罐自流至甲醇泵房，经精甲醇输送泵（P2801A/B/C/S）加压送至火车发车栈台及汽车发车栈台。来自合成工段的粗甲醇进入粗甲醇储罐，粗甲醇自粗甲醇储罐自流至甲醇泵房，经甲醇输送泵（P2802A/S）加压送至精馏工段。甲醇回收系统：在甲醇罐组防火堤西侧设置

42、甲醇收集罐（V2802）及甲醇液下泵（P2804），甲醇泵输送泵和甲醇储罐的残液通过汇集总管排至甲醇收集罐内，当液位达到一定高度，经甲醇液下泵（P2804）加压后送至精馏工段。其中甲醇分厂各工段都有可能发生一些危机人身、财产等安全的隐患。诸如：NH3 、H2S、CO、CH3OH等有毒气体的泄露；CO、H2、NH3 、H2S、CH3OH等易燃易爆气体；高温高压的甲醇合成系统、变换系统；低温的甲醇洗系统冻伤等等。特别是甲醇罐区、液氨贮罐及管道为重大安全隐患防范区。一旦发生事故将波及厂区、周边区域。二、应急救援指挥部的组成、职责和分工（一）指挥机构组成甲醇分厂事故应急救援指挥领导小组，由分厂厂长、书

43、记、副厂长、安全员、化工班组组成。组 长：任有生副组长：徐德玉 安涛 王青虎 范景中成 员：安全员、各化工班长如发生煤气、甲醇、氨气泄漏等重大事故时，以领导小组为基础，立即成立事故应急救援指挥部，分厂厂长任总指挥，书记、副厂长任副总指挥，负责应急救援工作的组织和指挥，指挥部设在厂长办公室。分厂厂长不在单位时由副厂长任指挥，分厂厂长，副厂长不在单位时按小组成员顺序负责指挥，全权负责应急救援工作。 （二）事故处理应急援救领导小组职责1、负责本工区事故预案的制定和修订。2、组织本工区处理事故应急救援专业队伍，并组织预案的实施、演练。3、检查督促做好重大事故的预防措施和应急处理救援的各项准备工作。4、

44、发生重大煤气、甲醇、液氨泄漏事故时，组织指挥处理事故。做好事故报警、情况通报及协调与外单位的救援行动。5、组织事故调查、总结处理事故应急救援工作的经验教训，尽快组织恢复正常生产。（三）指挥部人员分工： 总指挥：组织指挥应急救援； 副总指挥：协助总指挥负责应急救援的具体指挥工作 指挥部成员： 1.负责事故处置时生产系统、开停车协调工作，事故现场通讯联络和对外联系； 2.协助总指挥做好事故报警、情况通报及事故处置工作，负责事故现场有害物质扩散区域内的监测工作，必要时代表指挥部对外发布有关信息； 3.负责治安保卫、警戒、疏散、道路管制工作，负责事故现场的灭火及有害物质扩散区域内的洗消工作；4.负责事

45、故处置时的技术指导工作； 5.各班班长：协助总指挥负责工程抢险抢修工作的现场指挥； 三、危险目标的确定及其潜在危险性的评估（一）危险目标的确定根据辖区的生产、使用、贮存危险化学品的品种、数量、危险性质以及生产中可能引起化学事故的特点，确定以下场所为应急救援危险目标：危险目标：甲醇合成塔、变换炉、甲醇罐区、氨贮槽、油站、氨冷器、换热器、分离器等辖区设备及高压工艺管道。2、危险特性：生产过程中主要危险原料有一氧化碳、氢气、甲醇、硫化氢、气氨、液氨等，上述物质均为易燃和可燃气体或液体，他们的火灾危险特性见下表：火灾爆炸危险物特性一览表物料名称闪点燃点爆炸极限V%毒性火灾危险类别爆炸级组上限下限一氧化

46、碳-5060512.55.4高度危害乙AT1氢气560375.6-甲CT2甲醇16473436.5中度危害乙AT2硫化氢-2604.345.5高度危害甲BT3氨-65116.125.0高度危害甲AT1（二）潜在危险性的评估上述危险的物质在突然泄漏，操作失控或自然灾害的情况下，存在火灾、爆炸、人员中毒、烧伤、冻伤、窒息、环境污染等严重事故的潜在危险，液氨储槽、甲醇贮罐等发生化学事故的可能性较大，且以上各种危险化学品贮存量越大越危险。 潜在危险性：甲醇分厂所属装置与前面气化厂的造气工序紧密相连形成一个有机的甲醇生产的主体工艺线路，任何一个环节出现大的波动或发生故障，都会不同程度的影响到相关的工序，

47、如合成车间在生产过程中，当出现操作失误、停电、停气、停水等异常工况时，就可能出现压缩机跳车、甲醇、 液氨煤气中的一氧化碳和氢气泄漏 ，而伴随有发生设备损坏、人员中毒、烧伤或火灾爆炸等恶性事故的潜在危险性。事故可能造成的后果：（一）合成气泄漏区域有发生爆炸、火灾的危险，CO、H2S等有毒气体会造成周围人员中毒、死亡。 （二）液氨、甲醇对下风处疏散不及时的人员造成伤害。（三）液氨对下风处的农作物、绿化植物及水产养殖、空气造成污染。（四）液氨、甲醇泄漏严重时，下风处的交通将受到阻碍，扩散区域的工、农业生产和人员的一切活动将受到不同程度的影响。（五）合成气扩散区域（燃煤锅炉等明火区域及不防爆区）有燃烧

48、、爆炸的危险性，可能造成较大的人员伤亡或财产损失。（六）合成气氨气、甲醇扩散区域的空气、河道、水体可能造成污染。四、救援队伍分厂全体职工都负有化学事故应急救援的责任，各化工班组组成的救援专业队，是化学应急救援的骨干力量，其任务主要是负担本工段各类化学事故的处置。救援专业队的组成及分工如下： 1.通信联络组：由范景中负责，共3人，担负各组之间的联络和对外联系通信任务。 2.治安队：由任有生负责，共5人，担负现场治安、交通指挥、设立警戒、指导群众疏散。 3.抢险组：由安涛负责，共10人，担负查明毒气性质，提出堵漏措施，抢救伤员。 4.消防组：由徐德玉负责，共10人，担负灭火、洗消任务，必要时请求社

49、会援助。 5.抢修组：由王青虎负责，共5人，担负抢险抢修任务。 五、装备和信号规定 为保证应急救援工作及时有效，事先必须配备装备器材，并做出信号规定。 1、根据需要，各救援队伍要将抢险抢修、个体防护、医疗救援、通信联络等装备器材齐全。平时要专人维护、保管、检验，确保器材始终处于完好状态，保证能有效使用。 2、信号规定。公司救援信号主要是用电话报警及联络，指挥部向全体职工发布救援信号。公司报警电话：消防队：4522219调度处：8000医疗救护电话：120城市消防队电话：119 六、制定事故预防措施（一）根据有关规定，根据各危险源的安全状况等级和内部腐蚀情况，对其进行定期检验：安全状况为1-3级

50、时，每6年至少一次,安全状况为3-4级或内部腐蚀较严重时，每3年至少一次。（二）严格控制液面高度，严禁超量储存。（三）严禁误操作，防止高压串低压。（四）定期检查设备安全阀，保证其灵敏可靠。（五）对设备压力、液位指示、报警及各种联锁经常维护，保证处于良好运行状态。（六）定期对设备避雷设施进行检查、维修。（七）定期对设备进行防腐保温。（八）工程技术人员、操作人员按要求对装置区域定期进行巡检，发现事故隐患及时处理。七、事故处置（一）处理程序1、事故发现者可根据事故的情况，立即向班长、分厂、调度室、消防队、报警。2、班长接到报警后要尽快赶到现场指挥处理事故，事故处理人员要保持冷静，不要惊慌，在采取安全

51、措施的情况下，视情况切断工艺气来源，做停车处理。3、如果煤气、甲醇、硫化氢、液氨泄漏严重无法控制，班长要尽快报告调度室及甲醇厂应急援救小组，并将事故的详细部位、泄漏程度及可能产生的后果详细汇报。4、在应急救援小组赶到事故现场之前，班长可做以下工作：通知各岗位人员尽量集中到工作岗位，做好安全防范措施。各岗位人员应服从留守抢险或疏散的命令。5、甲醇厂事故救援小组宣布成立，应迅速查明事故发生源点，凡能经切断物料或倒罐等处理措施而消除事故的应以自救为主，如果事故得不到控制，及时发出救援请求，由公司救援队进行救援工作。6、事故处理结束后，组织好恢复生产、事故调查和总结经验教训。（二）处理原则事故处理原则

52、是：“尽快控制消灭事故源，及时救护伤员，避免事故扩大化，最大限度的减少人员伤亡和财产损失。”（三）注意事项1、发生煤气、甲醇、硫化氢、液氨泄漏事故后一定要坚持先救人的原则。除及时抢救现场中毒人员外，对其他下风向岗位要及时通知安全防范。如工作需要不能离开，要戴好防护器材后才能坚守岗位。2、在高浓度区域处理事故抢救中毒人员时，严禁使用过滤式防毒面具，应使用正压式空气呼吸器或氧气呼吸器。3、使用各种防护器材要首先进行检查，特别是检查呼吸器的气瓶压力是否在正常范围内，待检查一切正常后方可使用。4、进入泄漏区抢险时要2人以上进入现场，严禁1人进入，防止发生意外。（四）甲醇泄漏首先切断甲醇泄漏源，用氮气稀

53、释泄漏点，防止形成爆炸混合物；切断甲醇泄漏源时，人员要配戴好防毒面具，防止中毒；若不能切断泄漏源，要进行紧急停车。（五）着火首先要切断着火源，若着火源不能切断，应用蒸汽、氮气进行灭火；若火势较大，不能扑灭时，要进行紧急停车。例如：甲醇罐区着火（爆炸）事故应急预处理措施：第一步：及时逐级汇报事故。发生事故后，当班的班长（包括安全员、副班长）要在组织人员进行前期处理的同时还必须马上了解事故初步情况并向车间、调度室和公司有关部门汇报、报警；汇报内容为发生事故的种类、发生时间和准确地点、有无人员伤亡或被困情况发生等并将情况向车间所有岗位人员报告。 第二步：发生事故后在岗人员的处理：当班班长(或车间值班

54、人员)马上组织能出动的所有人员在迅速做好自我防护后（佩戴空气呼吸器）到出事地点进行相关处理：成立临时抢险小组；首先在安全条件允许的前提下对出现受伤和被困的人员进行脱离现场的紧急救护；切断甲醇泄漏源，用氮气稀释泄漏点，防止形成爆炸混合物；若不能切断泄漏源， 判定事故罐部位后迅速启动泡沫灭火系统及对应罐的阀门（必要时在对相邻罐也进行泡沫隔离保护）并检查并关闭事故罐与相邻罐的连通阀门，组织岗位人员进行相关流程的变更，主要是切断进料源，停止输出作业，避免和延缓罐体因升温发生爆炸和防止火势蔓延而进一步扩大事态； 现场确不具备救人和开关阀门的安全条件则放弃（由车间管理人员加快向消防部门请求支援）。第三步：

55、控制消防水炮，对着火罐本身及周围相邻罐体进行降温，并随时报告进展情况。其它情况：若着火罐有爆炸的可能出现，所有的人员要迅速撤离到安全地带，有专业消防人员对火情进行适当的控制；对于因爆炸而着火的罐，其救治重点要突出抢救人和对相邻罐的却。例如：氢气泄漏发生火灾应急处理程序步骤处 置负责人报警现场发现事故（件）后及时报告供气商安全员、当班主操、班长、并和中控联系。发现火灾第一人供气商安全员、主操和班长根据事故初始现象，做出判断，及时启动本预案供气商安全员、主操、班长向公司消防队4522219或119（内线）报警：说清事故发生地点、着火介质、火势大小、报警人姓名、报警人电话。向公司应急指挥中心，中心领

56、导报告。如有人员受伤拨打公司内线120：说明受伤原因、伤势轻重、受伤人数、受伤人员地点、报警人姓名、报警人电话。班长应急程序启动中心领导接到通知，立即赶赴事故现场，各司其职，组织抢救工作。操作人员要听从指挥，按指令进行工艺操作处理，其他人员由现场领导统一指挥。班长切断泄漏源当发生泄漏未着火情况时：（1）如确认系供气罐车某个钢瓶与氢气汇流排连接接处泄漏，处理如下：抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器。使用防爆工具，关闭供气罐车泄漏钢瓶出口阀和连接金属软管。合成或变换系统维持氮循环。（2）如确认系供气罐车钢瓶根部阀泄漏，处理如下：抢险人员穿防护用，戴空气呼吸器，先关闭此钢瓶的连接金属软管切断阀，再尝试关

57、闭此钢瓶出口根部阀，与合成或变换系统隔断。如果此钢瓶根部阀关不死，则使用防爆工具断开此处金属软管，与泄漏气瓶分离，并移走泄漏气瓶至合成或变换预留空地进行处置。合成或变换系统维持循环。（3）分析现场可燃气含量，指挥供气拖车从现场安全通道开至合成或变换预留空工；同时消防车随供气拖车跟进，用消防水对准泄漏处喷淋，同时调集泡沫灭火器备用，以防起火。供气拖车达到预留空地后，等待此钢瓶气漏完。合成还原或变换硫化系统维持氮循环。(4)如确认是合成或变换系统内某法兰或管线泄漏，处理如下：立即关闭氢气汇流排出口切断阀，变换切断二硫化碳向系统的供给，切断电加热；合成关闭蒸汽加热。合成或变换系统一边卸压，一边向系统

58、充氮，同时接消防水对准泄漏处喷淋。当系统内可燃气含量小于0.2%后，联系带压堵漏或作别的堵漏处理。处理过程中检测分析现场可燃气含量。2、当发生泄漏并着火情况时，要判断火源位置和火势。（1）如确认是供气拖车与氢气汇流排连接处着火，处理如下：抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，首先关闭供气拖车钢瓶出口根部阀，再关闭氢气汇流排出口切断阀，隔离系统。合成还原或变换硫化系统维持氮气循环。接消防水对泄漏处喷淋，等待余气烧完或泄完。（2）如确认是氢气汇流排出口切断阀前法兰（靠近拖车侧）着火，抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，首先关闭供气拖车钢瓶出口根部阀。再尝试关闭此阀，如因火势较大无

59、法靠近，关闭系统内切断阀。同时接消防水对泄漏处喷淋，等待余气烧完或泄完。合成还原或变换硫化系统维持氮循环。（3）如确认是氢气汇流排出口切断阀后法兰（靠近系统侧）处着火，抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，首先关闭供气拖车所有钢瓶出口根阀，关闭系统内切断阀，再尝试关闭此阀，如因火势较大无法靠近，接消防水对泄漏处喷淋，等待余气烧完或泄完。合成还原或变换硫化系统维持氮循环。（4）如确认是系统内某处法兰或管线着火，抢险人员穿防服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，首先关闭氢气汇流排出口切断阀，合成还原或变换硫化系统一边降压，一边向系统补入氮气，同时变换切断二硫化碳的加入，切断电加热；合成系统关闭开

60、工蒸汽；随后接消防水对着火处喷淋，等待火焰熄灭的同时，着手进行带压堵漏事宜或其它堵漏措施。（5）如确认是供气拖车钢瓶根部阀处着火，抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，首先关闭其它钢瓶根部阀和氢气汇流排出口切断阀，再尝试关闭着火钢瓶根部阀，如因火势较大无法靠近，断开钢瓶出口与汇流排的连接，指挥氢气拖车沿安全通道开至净化预留空地，同时消防车跟进，用消防水喷淋着火处。供气拖车到达预留空地后，不间断用消防水喷淋，等待此钢瓶气烧完。合成还原或变换硫化系统维持氮循环。班长当发生爆炸，判断爆炸位置，如是氢气及附属设备爆炸，组织抢险人员穿防护服，戴空气呼吸器，使用防爆工具，关闭所有钢瓶出口根部阀和氢