甲醇厂事故应急预案.docx

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甲醇厂事故应急预案

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100.76KPa；年降雨量606.2mm；平均相对湿度69%；平均风速1.4m/s，最大风速15.0m/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、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2.05～2.1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，变换反应方程式为：

CO+H2OCO2+H2+Q

COS+H2OCO2+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+H2OCO2+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：

A205-26-2000-040-001

2.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-2204）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