HAZOP分析報告模板

1、xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目HAZOP分析報告青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司2014年8月4日xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目HAZOP分析報告HAZOP委托單位：xxxxxxxx有限公司HAZOP組織單位：青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司職責姓名簽名分析項目組長：酒江波分析報告編寫：周超分析報告審核：路帥分析報告定稿：酒江波編制單位： 青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司報告出版日期： 年 月 日公司液化氣綜合利用項目HAZOP分析報告目 錄1 前 言.42 總 則.52.1 HAZOP分析目的52.2 HAZOP分析依據(jù)的圖紙52.3 HAZOP分析依據(jù)的

2、資料52.4 HAZOP分析的基本流程63 建設項目概況83.1建設單位簡介83.2項目基本情況簡介93.3裝置主要工藝流程介紹103.4 項目主要原輔材料和產品243.5 主要操作條件274 HAZOP分析工作介紹.304.1 HAZOP分析方法介紹304.2 HAZOP小組的組成314.3 HAZOP的范圍315 HAZOP分析成果.375.1 HAZOP分析成果375.2 HAZOP建議措施列舉375.3 HAZOP分析記錄表42附圖 節(jié)點劃分圖.1031 前 言為了更好的實現(xiàn)項目的本質安全，減少生產過程中可能存在的危害因素，降低裝置內各類風險的級別，合理分配安全資金投入等目的，xxxx

3、xxxx有限公司聘請青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司對于其新建的液化氣綜合利用項目開展HAZOP（危險和可操作性）分析工作。本次HAZOP小組由青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司的分析師、xxxxxxxx有限公司現(xiàn)場技術人員組成，HAZOP小組leader和秘書均由青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司技術人員承擔。HAZOP分析與研究主要針對研究范圍內各參數(shù)偏差產生的原因、可能導致的后果及已采用的安全措施，對偏差產生的風險進行了分析，并對部分引起較大風險并且控制措施不足的偏差提出了進一步削減風險的措施。xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目HAZOP分析與研究工作能夠順利完成并取得良

4、好效果，得益于業(yè)主單位和本項目設計單位相關技術人員的大力支持與配合。在此，一并表示誠摯的感謝！2 總 則2.1 HAZOP分析目的本次 HAZOP分析的主要目包括：識別裝置中可能存在的設計缺陷、設備故障、作業(yè)過程中的人員失誤等可能帶來的各種后果；對HAZOP分析辨識的所有風險進行已有保護措施削減后的最終風險等級評定；提出控制或降低風險以及改善工藝系統(tǒng)可操作性的措施，從而防止事故的發(fā)生或減小事故可能的后果。2.2 HAZOP分析依據(jù)的圖紙本次HAZOP分析依據(jù)的圖紙為xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目詳細設計階段的P&ID流程圖xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目工藝管道及

5、儀表流程圖。2.3 HAZOP分析依據(jù)的資料本次HAZOP分析所依據(jù)的資料均為xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目詳細設計階段的相關設計文件和資料，主要包括：（1）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目工藝管道及儀表流程圖；（2）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目物料流程圖；（3）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目安全設施設計專篇；（4）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目管道匯總表；（5）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目設備匯總表；（6）xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目總平面布置圖。2.4 HAZOP分析的基本流程確定分析范圍解釋總體流程檢

6、查并贊同設計意圖選擇節(jié)點選擇參數(shù)選擇引導詞對所選擇參數(shù)使用引導詞，得到偏差說明分析產生的原因、結果、已有措施，風險等級評估，提出建議措施。偏差是否可信是否得到所選參數(shù)的引導詞偏差所有引導詞是否都用于所選參數(shù)是否所有節(jié)點都已分析分析結束是否所有參數(shù)都已分析編制HAZOP分析報告圖2.4-1 HAZOP分析流程3 建設項目概況3.1建設單位簡介xxxxxxxx有限公司成立于2009年8月，是高新技術股份合作制公司。公司座落于東營市廣饒縣濱海高效產業(yè)區(qū)內，占地面積為198000平方米，現(xiàn)公司擁有員工230余人，專業(yè)技術人員54余人，注冊資金五千萬元，其管理力量及技術實力頗為雄厚，具有廣闊的發(fā)展前景。

7、公司致力于液化氣領域的新技術、新產品和新應用的研究開發(fā)與創(chuàng)新，不斷開拓新的領域和市場，竭誠為客戶提供優(yōu)質產品和技術服務，不斷提高現(xiàn)代企業(yè)管理水平、研發(fā)水平和生產裝備水平，并不斷擴大生產規(guī)?！，F(xiàn)在公司擁有一套10萬噸/年碳四深加工裝置，由于公司目前液化氣芳構化生產裝置受輕芳烴產品及液化氣價格影響，呈現(xiàn)效益降低甚至虧損現(xiàn)象，為打破目前經(jīng)濟效益低下的局面，根據(jù)目前可采購液化氣組成，并結合先進生產技術，采用液化氣烯烴異構化，轉化為高異丁烯含量液化氣，進一步通過醚化裝置生產MTBE的工藝生產技術，以MTBE為主要目標產品，從而使公司的生產效益和社會效益得到改善。公司現(xiàn)勞動定員230余人，設有安全生產領導

8、小組，配備有2名專職安全生產管理人員，主要負責人和安全管理人員均取得安全管理資格證。目前廠內只有一套10萬噸/年碳四深加工生產裝置及配套的產品罐區(qū)、碳四儲罐區(qū)、汽車裝卸區(qū)、空壓站、循環(huán)水系統(tǒng)、控制室、配電室、消防水系統(tǒng)、鍋爐房。該裝置安全設施于2011年9月完成竣工驗收，并取得安全生產許可證。3.2項目基本情況簡介本項目新建4套主體生產裝置和相關的儲運及公用輔助設施，主體生產裝置包括原料預處理裝置（包括甲醇制氫單元和加氫單元）、20萬噸/年異辛烷裝置、3萬噸/年叔丁醇裝置、10萬噸/年MTBE裝置，具體建設內容列于表3.2-1中。表3.2-1 主要建設內容及依托內容一覽表項目名稱建設/依托內容

9、備注依托主體項目20萬噸/年異辛烷裝置新建3萬噸/年叔丁醇裝置新建10萬噸/年MTBE異構&醚化裝置新建原料預處理裝置新建，包括甲醇制氫單元和加氫單元公輔工程罐區(qū)新建，包括原料罐區(qū)（4臺3000m3球罐、12臺1000m3 球罐）和產品罐區(qū)（6臺3000m3立式內浮頂罐、5臺2000m3立式內浮頂罐以及2臺500m3立式內浮頂罐），并在原有臥罐區(qū)增加3臺200m³臥式碳四液化氣儲罐。部分依托原有4×500m3內浮頂罐循環(huán)水系統(tǒng)新建，4×800m3/h鍋爐房廠房利舊，新增1臺25噸/小時燃煤蒸汽鍋爐部分依托原有10t/h蒸汽鍋爐導熱油爐房新建，內設1臺YLW

10、-19000MA型燃煤導熱油爐消防水系統(tǒng)新增消防水罐3000m3兩臺以及一座消防水泵房，內設一臺250L/S的消防水泵和一臺柴電發(fā)電機。部分依托原有兩臺消防水罐3000m3以及原有消防水泵房空壓機房廠房利舊，新增一臺1668Nm3/h螺桿式空壓機、一臺400Nm3/h制氮機以及一臺20 m3空氣儲罐部分依托原有兩臺空壓機及一臺制氮機控制室新建變配電室兩座，新建事故池新建，22m×22m×1.8m部分依托原有10m×26m×1.3m事故水池污水處理池新建，871.2m3地面火炬新建甲A類汽車裝卸車區(qū)新建4個液化氣卸車鶴位，2個液化氣汽車裝車鶴位甲B類汽車裝

11、車區(qū)新建4個油品裝車鶴位3.3裝置主要工藝流程介紹3.3.1 叔丁醇裝置工藝流程該工藝包括：原料處理、水合反應器、TBA提濃塔、TBA精制塔。1、原料處理部分原料加氫精制的目的是通過加氫脫除原料中的丁二烯，加氫反應是放熱反應。因為丁二烯是烷基化反應中主要的有害雜質，在烷基化反應過程中，丁二烯會生成多支鏈的聚合物，使產品干點升高，酸耗加大。脫除原料中的丁二烯采用選擇性加氫技術，該技術已在國內多套烷基化裝置上應用，為國內成熟技術。隨混合碳四帶入的硫化物是使催化劑失活的有害雜質。催化劑失活后可用熱氫氣吹掃使其活化。原料自罐區(qū)經(jīng)進料泵進入碳四分離塔，脫離了重組分的碳四由塔頂經(jīng)冷凝器冷凝后進入碳四回流罐

12、，一部分打回流，一部分進加氫裝置。碳四塔底重組分自壓到碳五分離塔進料。碳五塔頂出成品碳五由碳五回流泵采出裝置，碳五塔底重組分經(jīng)冷凝器冷卻后自壓到罐區(qū)。碳四餾分由加氫反應器進料泵抽出經(jīng)反應器進料換熱器換熱，加熱到反應溫度后進入加氫反應器，碳四餾分從加氫反應器底部進入反應器床層與氫氣在催化劑的作用下反應。反應后的碳四餾分從加氫反應器頂部出來，作（TBA）叔丁醇原料使用。碳四餾分經(jīng)加氫精制后，丁二烯含量100ppm，二甲醚100ppm。2、水合反應混合碳四中的異丁烯和水在陽離子交換樹脂的作用下，反應生成叔丁醇（TBA）。該反應在液相中進行，屬放熱反應。TBA合成反應器為逆流床，來自罐區(qū)的碳四組分預熱

13、到一定溫度后從反應器下部進料，來自管網(wǎng)的去離子水預熱到一定溫度后從反應器上部進料，水為連續(xù)相，碳四為分散相，兩相逆流操作，控制反應器的壓力、水烴比及水的界位，在催化劑的作用下，碳四中的異丁烯與水反應生成TBA，反應后的剩余碳四從反應器頂部排出進緩沖罐，然后，根據(jù)現(xiàn)場情況，送至異構化裝置；含TBA的水溶液從反應器底部排出進TBA提濃塔。3、TBA提濃進入TBA提濃塔的稀醇水，通過共沸精餾，提濃至85%的TBA從塔頂排出，進入TBA精制塔，脫醇水從提濃塔塔底排出，經(jīng)樹脂處理后返回至水合反應器循環(huán)使用。4、TBA精制來自提濃塔的85%TBA進入TBA精制塔，以正己烷為共沸劑，采用三元共沸技術，將TB

14、A的純度由85%精制到99.5%；無水TBA由塔底排出直接進罐區(qū)產品TBA罐；剩余的含醇水溶液返回至提濃塔。3.3.2 MTBE異構&醚化裝置工藝流程裝置主要包括原料預處理單元、異構化單元和MTBE單元，當采用裂解碳四作為裝置原料時，裂解碳四通過預處理單元脫除碳三、碳五以上組分即可達到異構化反應原料要求，直接送至異構化單元。1、碳四預處理單元1）原料脫碳四部分原料裂解碳四由P-601泵及流量調節(jié)計量后，進入脫碳四塔C-601，通蒸汽進塔底再沸器進行加熱，蒸汽量由靈敏點溫度控制。原料中的碳四輕組分從塔頂排出，經(jīng)冷凝器E-601進回流罐V-601，再經(jīng)回流泵P-602增壓后，一部分經(jīng)計量后

15、返回C-601塔作回流液，一部分通過加氫進料泵進加氫反應器R-601；C-601塔頂壓力控制在0.6MPa（表）。塔底出料由塔釜液位控制，碳五、碳六等組分從塔底排出，進碳五分離塔。2）加氫部分進入反應器R-601的氫氣流量、碳四流量及入口溫度必須嚴格控制，氫氣與碳四二烯烴的比例為34：1（mol/mol）。在加氫催化劑的作用下，碳四中的丁二烯轉化為相應的正丁烯；反應后的物料經(jīng)循環(huán)冷卻器E-604冷卻后進入第一加氫液罐V-602，V-602液位控制在1/22/3。加氫反應為強放熱反應，利用加氫循環(huán)泵P-604將反應后的物料按一定比例返回至反應器入口以控制反應溫度，預加氫后碳四進第二加氫反應器R-

16、602。加氫過程所用的氫氣來自甲醇制氫系統(tǒng)，氫氣壓力為1.52.0MPa，未加氫的氫氣及新鮮氫氣進入氫氣緩沖罐V-604，再由壓縮機K-601壓縮后，經(jīng)循環(huán)輕緩沖罐V-605緩沖后分別進反應器R-601和R-602。3）碳四脫除碳三和碳五分離部分加氫后的混合碳四經(jīng)P-605進入脫碳三塔C-602，通蒸汽進塔再沸器E-607進行加熱，蒸汽量由靈敏點溫度控制。原料中的碳三輕組分從塔頂排出，經(jīng)冷凝器E-608進回流罐V-605，再經(jīng)回流泵P-606增壓后，一部分經(jīng)計量后返回C-602塔作回流液，控制V-605液位在1/22/3，其余碳三進罐區(qū)。C-602塔頂壓力控制在1.01.5MPa（表）。塔底出

17、料由塔底液位控制，碳四餾分從塔底排出，經(jīng)冷卻器E-609冷卻后進異構化單元。來自C-601塔底的碳五重組分進入碳五分離塔C-603，塔釜加熱蒸氣流量由靈敏點溫度控制。碳五由塔頂采出，經(jīng)冷凝器E-611進回流罐V-606，再經(jīng)回流泵P-607增壓后，一部分經(jīng)計量后返回C-603塔作回流液，其余碳五出裝置進罐區(qū)?？刂芕-606液位在1/22/3，C-603塔頂壓力控制在0.20.3MPa（表）。塔底出料由塔底液位控制，碳六等重組分從塔底排出，出裝置進罐區(qū)。2、異構化單元1）反應部分原料液化氣經(jīng)過異構碳四進料泵（P-301）升壓后進入原料汽化器（E-302），以丁烯脫重塔（C-302）塔頂氣作為汽化

18、熱源使碳四進料全部汽化，汽化后原料進一步與反應產物進行換熱以回收熱能，最后進入異構加熱爐（F-301）加熱至反應溫度進入異構化反應器（R-301）進行異構化反應使液化氣中的正構碳四烯烴、順反碳四烯烴異構化為異丁烯。反應產物依次通過第二異構換熱器（E-304）、第一異構換熱器（E-303B）、異構產物空冷器（A-301）換熱、冷卻后進入異構緩沖罐（D-303），進入分離部分。2）分離部分異構緩沖罐的氣相部分通過異構壓縮機（K-302）升壓后冷凝，與液相部分一起通過異構產物泵（P-303）升壓后送入丁烯脫輕塔（C-301）脫除輕組分，丁烯脫輕塔頂氣相通過丁烯脫輕塔冷凝器（E-308）冷凝后進入丁烯

19、脫輕塔回流罐（D-306），一部分作為塔頂回流返回丁烯脫輕塔塔頂，另一部分泵送出裝置。塔底物料一部分通過丁烯脫輕塔再沸器（E-307）加熱返回塔內作為熱源，另一部分自壓至丁烯脫重塔（C-302）脫除重組分。自丁烯脫輕塔來的反應產物進入丁烯脫重塔中部，塔頂氣相首先通過原料汽化器（E-302）作為汽化器熱源，再經(jīng)過丁烯脫重塔冷凝器（E-310A/B）冷卻后進入丁烯脫重塔回流罐（D-307），回流罐液相經(jīng)過丁烯脫重塔回流泵升壓后分兩部分，一部分作為脫重塔頂回流液返回塔頂，另一部分送至MTBE單元。3、MTBE單元1）反應部分自異構化單元來的碳四組分進入醚化碳四球罐（101×108）經(jīng)過醚化

20、碳四進料泵（P-401）升壓與裝置外來甲醇按比例混合，經(jīng)混合器（H-301）與循環(huán)碳四組分一起通過醚化預熱器（E-401）加熱至反應溫度后送入第一醚化反應器（R-401）發(fā)生醚化反應生成MTBE，反應產物分兩路，一路經(jīng)過醚化外循環(huán)泵（P-403）加壓后返回循環(huán)使用，另一路經(jīng)過醚化中間冷卻器（E-403）冷卻至反應溫度進入第二醚化反應器（R-402）進行反應，使總異丁烯轉化率達到9095%，反應產物經(jīng)過催化蒸餾塔進料預熱器（E-411）與MTBE 產品換熱后進入催化蒸餾塔（C-401）。在催化蒸餾塔內進行MTBE分離及未轉化異丁烯的進一步醚化反應，以使異丁烯的總轉化率達到99%以上，催化蒸餾塔頂

21、氣相經(jīng)過催化蒸餾塔冷凝器（E-404）冷卻后進入催化蒸餾塔回流罐（D-402），經(jīng)過催化蒸餾塔回流泵升壓后分兩路，一路作為塔頂回流返回催化蒸餾塔，另一路進入甲醇萃取塔（C-402）脫除液化氣組分中的甲醇。塔底物料一部分經(jīng)過催化蒸餾塔再沸器（E-405）加熱后返回塔底作為熱源，另一路經(jīng)過催化蒸餾塔進料預熱器和MTBE冷卻器（E-406）換熱冷卻后作為產品送至罐區(qū)。2）甲醇回收部分自反應部分來的含醇液化氣進入甲醇萃取塔（C-402）與工藝水逆流接觸后脫除甲醇，塔頂液化氣分兩路，一路作為循環(huán)物料返回丁烯緩沖罐作為反應組分循環(huán)使用，另一部作為副產品送出裝置。塔底含醇水在萃取水換熱器（E-409）內與萃

22、取水換熱后進入甲醇回收塔（C-403）進行甲醇回收。塔頂氣相經(jīng)過甲醇回收塔冷凝器（E-407）冷卻后進入甲醇回收塔回流罐（D-403），液相經(jīng)過甲醇回收塔回流泵（P-405）升壓后分兩路，一路作為塔頂回流返回甲醇回收塔，另一路作為甲醇原料返回醚化單元循環(huán)使用。塔底物料一部分經(jīng)過甲醇回收塔再沸器（E-408）加熱后返回塔底部，另一部分通過萃取水換熱器降溫后由萃取水泵（P-406）升壓，再通過萃取水冷卻器（E-410）冷卻后返回甲醇萃取塔循環(huán)使用。3.3.3 異辛烷裝置工藝流程異辛烷裝置由原料處理部分、反應部分、制冷部分、流出物處理部分、分餾部分、酸堿系統(tǒng)和放空系統(tǒng)組成。1、原料處理部分原料加氫精

23、制的目的是通過加氫脫除原料中的丁二烯，加氫反應是放熱反應。因為丁二烯是烷基化反應中主要的有害雜質，在烷基化反應過程中，丁二烯會生成多支鏈的聚合物，使產品干點升高，酸耗加大。脫除原料中的丁二烯采用選擇性加氫技術，該技術已在國內多套烷基化裝置上應用，為國內成熟技術。隨混合碳四帶入的硫化物是使催化劑失活的有害雜質。催化劑失活后可用熱氫氣吹掃使其活化。原料自罐區(qū)經(jīng)進料泵進入碳四分離塔，脫離了重組分的碳四由塔頂經(jīng)冷凝器冷凝后進入碳四回流罐，一部分打回流，一部分進加氫裝置。碳四塔底重組分自壓到碳五分離塔進料。碳五塔頂出成品碳五由碳五回流泵采出裝置，碳五塔底重組分經(jīng)冷凝器冷卻后自壓到罐區(qū)。碳四餾分由加氫反應

24、器進料泵抽出經(jīng)反應器進料換熱器換熱，加熱到反應溫度后進入加氫反應器，碳四餾分從加氫反應器底部進入反應器床層與氫氣在催化劑的作用下反應。反應后的碳四餾分從加氫反應器頂部出來，經(jīng)加氫外采泵采至罐區(qū)加氫反應后的碳四餾分從罐區(qū)經(jīng)進料泵，進入脫輕烴塔。脫輕烴塔的任務是脫去碳四餾分中的碳三以下的輕組分，同時將二甲醚脫除。脫輕烴塔是精密分餾的板式塔，塔頂壓力控制在1.7MPa（G）。塔頂排出的輕組分經(jīng)脫輕烴塔頂冷凝器冷凝冷卻后，進入脫輕烴塔回流罐。不凝氣經(jīng)罐頂壓控閥后進入全廠燃料氣管網(wǎng)。冷凝液由脫輕烴塔回流泵抽出，一部分做為頂回流，另一部分作為剩余碳四送出裝置。塔底抽出的碳四餾分與原料換熱后再經(jīng)碳四餾分冷卻

25、器冷至40進入烷基化部分。塔底重沸器導熱油加熱，反應器進料加熱器使用蒸汽加熱。碳四餾分經(jīng)加氫精制后，丁二烯含量100ppm，二甲醚100ppm。2、反應部分烯烴與異丁烷的反應，主要是在硫酸催化劑的存在下，二者通過某些中間反應生成汽油餾份的過程。從脫輕烴塔來的碳四餾分與脫異丁烷塔頂過來的循環(huán)異丁烷混合后，與反應器凈流出物在進料-流出物換熱器中換冷至約13.5，產生的游離水經(jīng)原料脫水器分出，從而使該物流中的游離水含量降至10ppm（w）以下。然后，該物流再與循環(huán)冷劑直接混合并使溫度降低至約3.5進入反應器。烯烴和異丁烷進料與循環(huán)的異丁烷和冷劑一起進入四臺并聯(lián)的反應器，在反應器中以濃硫酸做催化劑，發(fā)

26、生烯烴與異丁烷之間的烷基化反應。每臺反應器都有一個攪拌器，以使?jié)饬蛩崤c烯烴在攪拌槳的作用下充分混合產生乳化，并在反應器內循環(huán)。從反應器中引出反應完全的酸烴乳化液，直接進入酸沉降器，以使烴類與硫酸分離。乳化液的密度小，自酸沉降器返回的酸的密度大，兩者之間存在密度差，另外，由于酸沉降器位置高于反應器，密度大的酸靠重力作用流回反應器，而密度小的乳化液則向上流動進入酸沉降器?？棵芏炔钸M行酸烴兩相的沉降分離。酸相流回反應器循環(huán)使用，烴相物流經(jīng)減壓控制閥后造成低溫、低壓，這路冷流體被用作冷劑，流經(jīng)反應器管束，以除去烷基化反應熱。換熱后，汽液相的溫度約0.8，進入緩沖閃蒸罐。緩沖閃蒸罐是一個帶隔板，并有共同

27、分離空間的臥式容器，隔板一側為流出物冷劑的氣液分離物（-0.46），另一側為異丁烷冷劑（-8）。整個緩沖罐的操作壓力為0.012MPa（G）。為了便于觀察，緩沖閃蒸罐有一個分酸斗放在地面上，可借助分酸斗上的液面計觀察酸烴界面。正常情況下，分酸斗內的酸位很低，一旦反應器管束發(fā)生泄漏，分酸斗內將發(fā)現(xiàn)大量硫酸。98%的濃硫酸先進入流出物處理部分酸洗沉降器洗滌反應流出物，然后連續(xù)進入一級反應器。溶于反應流出物中的酸溶性油，經(jīng)酸洗沉降器酸洗后帶入反應器，在反應條件下再還原為烴類和酸。濃度約94%的廢硫酸連續(xù)地從一級酸沉降器放出，并進入二級反應器，由二級酸沉降器連續(xù)放出的廢酸濃度約90%，排放至酸放空罐，

28、其溫度為7。自緩沖閃蒸罐來的反應流出物在進料-流出物換熱器中與新鮮進料和循環(huán)異丁烷換熱升溫到29，進入流出物處理部分的酸洗沉降器。反應流出物在緩沖閃蒸罐分出的汽相，去制冷壓縮機系統(tǒng)。流出物液相和循環(huán)冷劑異丁烷在罐內有足夠的汽相空間，以防止汽相中的霧沫夾帶。3、制冷部分反應器的進料溫度，要求冷到3.5，這一要求是由在反應進料中混入低溫循環(huán)冷劑來實現(xiàn)的，為此要設計一套制冷系統(tǒng)來滿足這一要求。緩沖閃蒸罐汽相空間的平衡蒸汽，由擋板兩側匯集到氣體出口管，進入制冷壓縮機入口，考慮到設備之間有一定距離，為了保護壓縮機，使之不帶入管線中的油氣冷凝液，在壓縮機入口前設有壓縮機入口分液罐。制冷壓縮機為中間加氣式四

29、級離心壓縮機，由電機驅動。壓縮機的入口壓力會影響冷劑的溫度并進一步影響到反應溫度。因此，采用壓控方法消除入口壓力波動，即將壓縮機的出口氣體，經(jīng)反喘振管線循環(huán)回到入口側。由二級節(jié)能罐進入緩沖閃蒸罐的液體經(jīng)過閃蒸，可以冷卻循環(huán)的熱氣體。而壓縮機入口溫度，可用冷劑支管上的溫控閥迅速冷卻返回入口側的熱氣體的方法控制。壓縮機設有四級反喘振保護系統(tǒng)，第一級的保護原理是：一旦壓縮機入口流量接近喘振點，便由低流量選擇器和流控閥的作用，很快打開調節(jié)閥，使反喘振回路立即啟用；第二級防喘振系統(tǒng)，監(jiān)測二級節(jié)能罐返回壓縮機的流量與第一級流量的總和，為防止喘振，壓縮機的出口氣體，可以經(jīng)調節(jié)閥直接減壓進二級節(jié)能罐，再循環(huán)回

30、到壓縮機的第二級葉輪入口。同樣，通過壓縮機出口管線上的流控閥，將出口熱氣體流經(jīng)一級節(jié)能罐，使氣體降溫后進入壓縮機第三級葉輪進口，可保護壓縮機第三和第四級葉輪，避免喘振。二、三級旁路熱氣流，都在返回壓縮機前與一、二級節(jié)能罐進料氣流混合，使熱氣流冷卻到必要的溫度。壓縮機的排出氣體，在冷劑冷凝器中全部冷凝并收集在冷劑緩沖罐中。冷劑緩沖罐的壓力由壓控閥控制，低壓時由冷劑冷凝器旁路氣體補充壓力；高壓時打開去火炬系統(tǒng)調節(jié)閥泄壓，放出不凝氣。緩沖罐輕烴減壓，去兩級節(jié)能罐。節(jié)能罐使一部分氣體，不必經(jīng)壓縮機出口壓力而膨脹到入口壓力，從而節(jié)省了壓縮功。兩級節(jié)能罐的閃蒸氣體均返回壓縮機，而一級節(jié)能罐的液態(tài)烴進入二級

31、節(jié)能罐，從二級節(jié)能罐底部出來的輕烴進入壓縮機入口緩沖閃蒸罐中冷劑側。各段閃蒸的綜合效果，視冷劑降溫到需要的程度而分別以汽相或液相的方式返回到壓縮機和反應器，從而實現(xiàn)了冷劑的循環(huán)。4、流出物處理部分從酸沉降器出來的反應流出物中，含有少量夾帶的酸和硫酸與烯烴反應生成的中性硫酸酯。這些酯類如不脫除，將在高溫條件下在脫異丁烷塔內分解放出SO2，若遇到水份后，會對脫異丁烷塔頂系統(tǒng)造成嚴重的腐蝕。此外，硫酸酯還會使脫異丁烷塔底重沸器結垢。因此該部分將解決脫硫酸酯的問題。（1）酸洗系統(tǒng)硫酸流經(jīng)以下設備：混合噴射器，靜態(tài)混合器和酸洗沉降罐。流出物由緩沖閃蒸罐，經(jīng)泵送往進料-流出物換熱器向進料提供冷量后升溫到2

32、9，進入酸洗系統(tǒng)。首先與循環(huán)酸和補充新酸在混合噴射器內混合。循環(huán)酸量為流出物的20%（v），新鮮酸補充量取決于反應器需要。混合噴射器安裝位置低于酸洗沉降器，以形成沒有酸泵的酸循環(huán)。在混合噴射器后安裝靜態(tài)混合器，以強化物流進入酸洗沉降器之前的進一步混合。流出物與酸在沉降器內分離，從沉降器底部放出酸和被溶解了的硫酸酯，被送回一級反應器，流出物在沉降器的上部。（2）堿洗系統(tǒng)熱堿水洗系統(tǒng)的作用是去除殘余酯和夾帶酸的再精制過程。有以下主要設備：靜態(tài)混合器、堿洗沉降器、堿水異辛烷換熱器、堿洗循環(huán)泵和堿液補充泵。從酸洗系統(tǒng)來的流出物，與熱堿水在靜態(tài)混合器中充分混合，49的烴堿混合物直接進入堿洗沉降器內進行分

33、離。含硫酸鹽的水溶液，用堿洗循環(huán)泵從堿洗沉降器底部抽出，送回靜態(tài)混合器。（在堿水異辛烷換熱器中，被脫異丁烷塔底產品加熱，換熱溫度要求堿洗后流出物溫度達到49）。補充10%的新鮮堿液，維持循環(huán)堿水的pH值達到8-10。來自堿洗沉降器頂部的精制流出物被脫異丁烷塔底產品加熱后進入脫異丁烷塔。由于烴流出物要飽和部分水分，有必要向堿洗系統(tǒng)補水。但水也稀釋了堿洗溶液的濃度。因此，循環(huán)使用的廢堿水中硫酸鹽的含量不會增加太多，可以維持大約5000毫克/升左右。選擇49的堿洗溫度是為了破壞殘留的硫酸酯。溫度太低，不利于酸酯水解；溫度太高，流出物會攜帶較多的水進入脫異丁烷塔，對塔的操作和腐蝕會帶來不利的影響。5、

34、分餾部分經(jīng)酸、堿洗后，攜帶飽和水分的精制流出物進入脫異丁烷塔，塔頂氣體經(jīng)冷凝后進入回流罐，由回流泵抽出，一部分返回塔頂作為回流，一部分經(jīng)循環(huán)異丁烷冷卻器冷卻到40循環(huán)回反應部分，以保證反應器總進料中適當?shù)漠惗⊥楹拖N比例，多余的異丁烷送出裝置。塔底丁烷和烷基化油自壓進入正丁烷塔。在汽提段有臥式熱虹吸式重沸器，采用導熱油加熱。正丁烷塔頂蒸出的正丁烷經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后進入塔頂回流罐。冷凝液經(jīng)回流泵升壓后，一部分返回塔頂作為回流，另一部分經(jīng)冷卻器冷卻到40后出裝置。塔底異辛烷產品，經(jīng)脫異丁烷塔進料-塔底產品換熱器、堿水-異辛烷換熱器與塔進料和循環(huán)堿液換熱，再經(jīng)異辛烷冷卻器冷卻到40后，經(jīng)泵送出裝置。

35、6、酸、堿系統(tǒng)及放空系統(tǒng)這部分系統(tǒng)包括：酸堿貯罐、放空分液罐和酸性水中和池。（1）酸貯罐及酸放空系統(tǒng)由于烷基化過程采用98%到90%的硫酸作為反應催化劑和流出物精制劑，因此設置該系統(tǒng)就是為了避免傷害，以確保安全生產和排放含酸物流。新鮮酸罐容量500m3：用以接收裝置外送來的新鮮硫酸，罐內以氮氣覆蓋，防止空氣中的水分進入罐內造成酸的稀釋和設備腐蝕。在生產時，用新酸泵向反應部分送酸。酸放空罐：酸沉降器中含有和攜帶烴類的廢酸在酸放空罐閃蒸。沉降分出的上層輕烴，翻越內擋板并由泵送回反應器，閃蒸出的油氣在經(jīng)放空分液罐放到火炬總管之前，要經(jīng)過酸性氣堿洗罐。廢酸用泵送往廢酸貯罐。酸放空罐的另一作用是對酸性放

36、空介質起到泄壓作用，經(jīng)酸性介質放空總管，氣、液含酸介質進入酸放空罐分出酸后放空和廢酸放空時同樣的方式處理。酸放空罐還可以當酸貯罐用。其容積足以存放一個反應器內酸加上高0.9米的酸沉降器液位的酸。它也可以供管線和儀表作間斷放空用。酸性氣堿洗罐：作用是處理來自酸放空罐的油氣，防止直接進入火炬系統(tǒng)造成腐蝕問題。該設備為一立式罐，內裝50mm陶瓷拉西環(huán)填料并充滿堿液。酸性氣從填料段下部進入，向上流經(jīng)堿液后被中和。間斷補充新鮮水到酸性氣堿洗罐，以補償由于放空氣體飽和水分后的堿洗系統(tǒng)水損失。（2）堿系統(tǒng)異辛烷裝置使用10%NaOH堿液處理反應流出物，堿洗酸性氣并中和酸性廢水。新鮮堿由堿儲罐用泵連續(xù)送往精制

37、部分和間斷送往酸性氣堿洗罐。需要時靠位差自流入酸性水中和池。廢堿貯罐容量50m3：從堿洗沉降器連續(xù)接收，從酸性氣堿洗罐間斷接收廢堿。（3）放空分液罐放空分液罐接收下列放空總管來的物流：非酸性放空介質，收集液相放空介質和氣相放空管放出的冷凝液。酸性介質放空總管介質：含硫介質先經(jīng)酸放空罐，脫除酸性冷凝液。從酸放空罐出來的氣體再經(jīng)酸性氣體堿洗罐，用堿液將酸性氣中和后排往放空分液罐。因此，放空分液罐將不會受到酸腐蝕。該罐內設導熱油管，以防止罐內低溫結冰。（4）酸性水中和池收集從反應部分、流出物處理部分排放的自流酸性污水。池內的酸性水同來自堿洗沉降器、酸性氣堿洗罐的廢堿水以及來自新鮮堿罐的10%堿液加以

38、中和。新鮮堿量由池內pH計控制。池內有兩個攪拌混合器并用新鮮水稀釋池水。中和后的污水用泵從池中抽出進入含油污水處理系統(tǒng)。3.3.4 甲醇制氫裝置部分甲醇分解制氫裝置包括甲醇分解、轉化和變壓吸附兩大部分。1、甲醇分解部分來自甲醇計量罐（V0101）的甲醇經(jīng)流量計（FIT0101）、調節(jié)閥（FV0101）、甲醇緩沖器（XV0102A）進入混合器（XV0101），在混合器（XV0101）內與來自原料液貯罐（V0103）的脫鹽水進行混合，再由原料液計量泵（P0101A 或P0101B）加壓后經(jīng)原料液緩沖器（XV0102B）、流量計（FIT0102）送入螺旋板換熱器（E0103），在螺旋板換熱器（E01

39、03）中原料液與分解氣進行熱交換溫度升高，然后進入汽化器（E0101）升溫、汽化，再經(jīng)過熱器（E0102）使原料氣進一步升溫并過熱；過熱的原料氣進入反應器（R0101），反應器（R0101）內裝填催化劑，原料氣在催化劑的作用下發(fā)生分解、變換反應生成氫氣和二氧化碳，分解和變換反應。從反應器（R0101）出來的分解氣在螺旋板換熱器（E0103）中與原料液進行換熱降溫，然后經(jīng)冷卻器（E0104）冷卻，冷凝出未反應的甲醇和水，冷凝下來的甲醇和水隨分解氣進入水洗塔（T0101）。脫鹽水貯罐（V0102）中的脫鹽水由脫鹽水計量泵（P0102A或P0102B）送入水洗塔（T0101）將分解氣洗滌，洗出殘留的

40、微量甲醇和其它微量雜質，洗滌后的分解氣經(jīng)分解氣緩沖罐（V0104）送入氫氣提純裝置（變壓吸附裝置）得到較高純度的氫氣，洗滌用水、洗滌下來的微量甲醇及由冷卻器過來的液態(tài)水和甲醇經(jīng)調節(jié)閥LV0101進入原料液貯罐（V0103）。原料液的升溫與蒸發(fā)需要熱量，原料氣的反應也需要熱量，本裝置提供一臺燃煤導熱油爐不斷地將熱量經(jīng)導熱油提供給汽化器（E0101）、過熱器（E0102）和反應器（R0101）。2、變壓吸附凈化部分經(jīng)冷卻、洗滌、分離后的甲醇分解氣進入有數(shù)臺并列操作的吸附器和一系列程序控制法構成的變壓吸附系統(tǒng)。每個吸附器內裝填有吸附材料，其中一臺吸附器通過原料氣時，原料氣中的雜質組分吸附劑吸附而獲得

41、高純度的氫氣。同時其它吸附器處于吸附床再生的不同階段。各臺吸附器定時切換，交替吸附和再生，使原料氣不斷輸入，產品氫氣不斷輸出。吸附塔的再生包括均壓降、逆降、沖洗三個狀態(tài)。均壓是指處于降壓再生狀態(tài)的吸附塔將吸附塔內的氣體均給處于預升壓狀態(tài)且壓力比其低的吸附塔，這樣可以有效的利用吸附塔內的余氣，避免將其排出系統(tǒng)，造成浪費，提高回收率，均壓降可根據(jù)需要調整為二次或三次均壓；逆降是指處于降壓再生狀態(tài)的吸附塔，當其壓力為所有吸附塔中最低壓力時，不能再給其他吸附塔勻氣，則將這部分剩余氣體直接排出吸附塔；沖洗是指用產品氣沖洗逆降狀態(tài)結束的吸附塔。吸附塔的預升壓包括均壓升、逆升、順升三個狀態(tài)。均壓升是指利用處

42、于降壓再生狀態(tài)的吸附塔內的氣體給處于預再生狀態(tài)的吸附塔進行升壓；逆升是指當吸附塔的壓力升至高于所有處于降壓狀態(tài)的吸附塔時，再用產品氣給其升壓；順升是指用原料氣給逆升狀態(tài)結束的吸附塔繼續(xù)升壓至工作壓力，順升狀態(tài)完成后，吸附塔即可進入吸附狀態(tài)。3.4 項目主要原輔材料和產品3.4.1 原料、產品及輔助材料本項目原料主要為甲醇和碳四，甲醇和碳四均由外購，通過汽車槽車運輸至廠內罐區(qū)儲存。產品包括MTBE、烷基化油（異辛烷）、叔丁醇等。各裝置主要的原料、產品及輔助材料列于下列各表。本項目涉及的原輔材料使用及產品產生情況見下表3.4-1。表3.4-1 本項目原輔材料、產品情況序號名稱物料狀態(tài)數(shù)量(t/a)

43、來源、儲存、包裝形式、運輸方式備注3萬噸/年叔丁醇裝置一原輔料1混合碳四液體88950外購、儲罐、槽車、汽運2去離子水液體7300自產、管道3樹脂催化劑固體球粒62m3外購、倉庫、袋裝、汽運二產品1無水叔丁醇液體30000外賣、儲罐、槽車、汽運2剩余碳四液體66250MTBE異構&醚化裝置自用、管道10萬噸/年異構&醚化裝置一原輔料1叔丁醇剩余碳四液體66250自產、中間貯槽、管道2混合碳四液體158750外購、儲罐、槽車、汽運3甲醇液體36400外購、儲罐、槽車、汽運4氫氣氣體100自產、管道二產品1MTBE液體100000外賣、儲罐、槽車、汽運2重組分液體27000外賣、儲

44、罐、槽車、汽運3剩余碳四液體131600自用、管道4干氣+損失氣體2900干氣入公司燃氣管網(wǎng)20萬噸/年異辛烷裝置一原輔料1混合碳四液體180400外購、儲罐、槽車、汽運2氫氣氣體160自產、管道3硫酸液體14224外購、儲罐、槽車、汽運二產品1異辛烷液體203680外賣、儲罐、槽車、汽運2干氣氣體6720自用、燃氣管網(wǎng)3液化氣液體46560外賣、儲罐、槽車、汽運4正丁烷液體55200外賣、儲罐、槽車、汽運3.4.2 物料平衡1、甲醇制氫裝置甲醇制氫裝置物料平衡見表3.4-2。表3.4-2 甲醇制氫裝置物料平衡表項目物料名稱數(shù)量 kg/h備注入方甲醇63.72脫鹽水38.94合計102.66出

45、方產品氫氣10純度99.9，118Nm3/h解析氣69.62Nm3/h排放至大氣2、異辛烷裝置異辛烷裝置物料平衡見表3.4-3。表3.4-3 異辛烷裝置物料平衡表項目物料名稱百分率%Kg/h104t/h備注入方外購碳四99.953900031.2氫氣0.05200.016合計1003902031.216出方異辛烷產品2.152546020.368瓦斯14.918400.672液化氣17.6958204.656正丁烷65.2569005.52合計1003902031.2163、叔丁醇裝置叔丁醇裝置物料平衡見表3.4-4。表3.4-4 叔丁醇裝置的物料平衡表入方出方序號物料數(shù)量 kg/h百分比 m

46、/m序號物料數(shù)量 kg/h百分比 m/m1碳四9218.7590.611無水叔丁醇3922.87538.562去離子水954.259.392剩余碳四6250.12561.44合計10173100.00合計10173100.004、MTBE異構&醚化裝置MTBE異構&醚化裝置物料平衡如表3.4-5。表3.4-5 MTBE異構&醚化裝置物料平衡序號名稱百分率流量 t/h流量 wt/a備注進料1剩余裂解碳四19.12%6.255.00來自 TBA裝置2外購碳四66.92%21.87517.503甲醇13.92%4.553.644氫氣0.04%0.0120.01合計100.00

47、%32.68726.15出料1重組分10.33%3.3752.702MTBE38.24%12.5010.003剩余碳四50.32%16.4513.164干氣+損失1.11%0.3620.29合計100.00%32.68726.153.5 主要操作條件3.5.1 甲醇制氫裝置甲醇制氫裝置主要操作參數(shù)見表3.5-1。表3.5-1 甲醇制氫裝置工藝操作條件表名 稱單位參 數(shù)備 注系統(tǒng)壓力MPa1.21.5反應器溫度220300產品氣流量Nm3/h200產品氣溫度常溫產品氫氣壓力MPa1.23.5.2 異辛烷裝置異辛烷裝置主要工藝操作參數(shù)如表3.5-2。表3.5-2 異辛烷裝置主要工藝操作參數(shù)參數(shù)單位

48、數(shù)值一、加氫反應器反應溫度60初期80末期反應壓力Mpa2.0反應空速h-15H2/C4=（分子）2.04.0加氫產物中殘余丁二烯ppm100加氫產物中殘余二甲醚ppm100ppm總單烯烴收率100%丁烯-1 異構化率40%二、脫輕塔塔頂溫度5060塔底溫度95110塔頂壓力MPa1.61.8塔底壓力MPa1.651.85回流比/19.6三、脫異丁烷塔塔頂壓力MPa(g)0.5塔頂溫度46塔底溫度165進料溫度55四、脫正丁烷塔塔頂壓力MPa(g)0.3塔頂溫度40塔底溫度161進料溫度127五、反應器反應壓力MPa(g)0.45反應溫度7反應器進料烷烯比（體積）9.56反應器酸烴比（體積）1

49、.05:1反應器入口溫度3.5反應器硫酸濃度90%-98%六、制冷壓縮機入口壓力MPa(g)0.02入口溫度-0.46出口壓力MPa(g)0.35出口溫度48.53.5.3 MTBE異構&醚化裝置MTBE異構&醚化裝置主要工藝操作參數(shù)如表3.5-3。表3.5-3 MTBE異構&醚化裝置主要工藝操作參數(shù)操作條件操作值選擇加氫反應器2*R-101AB入口溫度，62出口溫度，70操作壓力 MPa(g)2.04異構化反應器R-301ABC入口溫度，320出口溫度，420操作壓力 MPa(g)0.1/0.3第一醚化反應器R-401入口溫度，35出口溫度，65壓力，MPa(g)1.

50、0第二醚化反應器R-402入口溫度，45出口溫度，65壓力，MPa(g)0.9塔底溫度，102丁烯脫輕塔C-301塔頂溫度，60塔頂壓力，MPa(g)0.9塔底溫度，90丁烯脫重塔C-302塔頂溫度，62塔頂壓力，MPa(g)0.5塔底溫度，163催化蒸餾塔C-401塔頂溫度，60塔頂壓力，MPa(g)0.6塔底溫度，128甲醇萃取塔C-402塔頂溫度，40塔頂壓力，MPa(g)0.6塔底溫度，40甲醇回收塔C-403塔頂溫度，82塔頂壓力，MPa(g)0.05塔底溫度，1253.5.4 叔丁醇裝置叔丁醇裝置主要工藝操作參數(shù)如表3.5-4。表3.5-4 叔丁醇裝置主要工藝操作參數(shù)操作條件操作值

51、水合反應器操作溫度，50-75操作壓力 MPa（g）2.0TBA提濃塔塔頂溫度，79塔底溫度，105操作壓力 MPa(g)常壓TBA精餾塔塔頂溫度，65塔底溫度，85操作壓力，MPa（g）常壓4 HAZOP分析工作介紹4.1 HAZOP分析方法介紹HAZOP分析方法是英國帝國化學工業(yè)公司（ICI）為解決除草劑制造過程中的危害，于1960年代發(fā)展起來的一套以引導詞為主體的危害分析方法，用來檢查設計的安全及危害的因果來源。HAZOP分析是由各專業(yè)人員組成的分析小組，通過對系統(tǒng)工藝過程和操作詳細的進行檢查，以確定過程的偏差是否導致不希望的后果發(fā)生，HAZOP分析將列出引起偏差的原因、產生的后果、以及

52、針對這些偏差及后果已使用的安全保護措施，當分析組確信對這些偏差的保護措施不當時，將提出相應的改進措施。HAZOP分析的基本理念和程序如下圖所示。圖4.1-1 HAZOP分析基本理念及程序圖4.2 HAZOP小組的組成本次HAZOP會議的參加人員主要包括青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司的HAZOP分析師和xxxxxxxx有限公司現(xiàn)場技術人員組成。具體HAZOP小組成員見表4.2-1。表4.2-1 HAZOP分析小組成員表單位HAZOP分析人員職務姓名青島歐賽斯環(huán)境與安全技術有限責任公司HAZOP分析師酒江波秘書周超xxxxxxxx有限公司安全部長楊巖峰制氫單元技術人員張大偉異構化單元技術人員甄耀虎商明明異辛烷單元技術人員厲彥文馬康偉MTBE單元技術人員甄耀虎儀表專業(yè)周榮斌4.3 HAZOP的范圍4.3.1分析范圍的說明本次HAZOP分析依據(jù)的圖紙為xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目詳細設計階段的P&ID流程圖xxxxxxxx有限公司液化氣綜合利用項目工藝管道及儀表流程圖，該圖紙為本工程詳細設計階段出具的帶有工藝控制點的P&ID流程圖。主要包括以下各部分的P&ID流程圖：（1）甲醇制氫單元工藝管道及儀表流程圖；（2）異構化單元工藝管道及儀表流程圖；（3）20萬噸/年異辛烷