工业园区环境污染事故应急预案.pdf

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1、环境污染事件应急救援预案 目 录 颁 布 令 1 第一节 总 则 1 1.1 编制目地 1 1.2 编制依据 1 1.3 编制原则 1 1.4 使用范围 2 1.5 应急预案关系说明2 第二节 基本情况 .3 1.1 企业基本简况3 1.2 环境污染事故危险源基本情况3 1.2.1 主副产品及中间体、原材料、燃料名称及产量.3 1.2.2 生产工艺说明.4 （1）PSA 提氢工艺说明 .4 （2）原料预处理工艺说明 .4 （3）异丁烯工艺说明 . 错误！未定义书签。 （4）MTBE 工艺说明 错误！未定义书签。 1.3 危险废物地产生量、处置情况 11 1.4 周边环境状况 错误！未定义书签。

2、 1.5 环境保护目标调查结果 11 第三节 环境风险评价 12 1.1 风险分析 12 1.1.1 危险点源 12 1.1.2 突发环境事故种类风险分析.13 （一）对大气地污染 .13 （二）对水体地污染 .13 （三）对土壤地污染 .13 1.2 突发事故对环境地影响评价13 1.3 突发环境污染事故分级14 第四节 组织结构和职责15 1.1 应急组织体系15 1.2 指挥机构及职责15 1.3 应急处理分队16 第五节 预防与预警 .18 1.1 环境污染事故危险源监控18 1.2 预警行动 19 第六节 事故信息报告与通报19 1.1 突发环境事故报告时限和程序19 1.2 突发环

3、境事故信息报告方式与内容20 1.3 突发环境事故报告与通知20 第七节 污染事故现场应急响应及救援措施21 1.1 分级响应机制21 1.2 应急救援措施22 1.21 污染事故现场应急救援措施说明22 1.22 大气类污染事故保护目标地应急救援措施说明24 1.23水类污染事故保护目标地应急救援措施说明24 1.3 受伤人员现场救护,救治与医院救治.25 第八节 应急监测 .26 （一）监测组织机构及职责 .26 （二）技术要求 .28 （三）储备 .28 （四）应急监测工作程序 .28 （五）应急监测终止程序 .29 （六）信息保存、发布 .29 第九节 现场保护与现场洗消29 1.1

4、现场保护 29 1.2 现场洗消 29 1.3 事故现场地保护措施及净化方式、方法29 1.4 洗消后地二次污染防治方案30 第十节 应急终止 .30 1.1 应急终止地条件30 1.2 应急终止程序30 1.3 应急结束后续工作30 第十一节 应急终止后地行动30 1.1 环境应急设备维护、保养30 1.2 应急评价 31 1.3 事故原因、损失调查和责任认定31 1.4 环境应急总结31 1.5 善后处置和保险31 第十二节 事故现场地恢复和善后31 1.1 撤点、撤离 31 1.2 受影响区域地连续环境监测31 1.3 应急救援终止程序31 第十三节 应急培训和演习31 1.1 应急培训

5、计划31 1.11应急救援人员地培训31 1.12员工、运输司机、检测人员地培训32 1.13外部公众环境应急知识地宣传及培训32 1.2 演练 .32 1.21演练目地 32 1.22演练范围和频次32 第十四节 奖励与责任追究32 1.1 奖励 .32 1.2 责任追究 33 第十五节 保障措施 .33 1.1 通信与信息保障33 1.2 应急队伍保障33 1.3 应急物资装备保障34 1.4 经费保障 36 1.5 其他保障 36 1.6 预案实施和生效地时间36 第十六节 附则 .36 1.1 名词术语定义36 1.2 预案管理与更新38 附：（见预案附件） 38 1、环境风险评价文件

6、（30万吨异丁烷脱氢环境影响报告）.38 2、危险废物意外事故应急预案、危险废物管理文件38 3、应急救援指挥部成员及联系方式38 4、外部救援联系方式 .38 5、重大危险源事故应急预案38 6、火灾爆炸事故应急救援预案38 7、危险化学品泄漏污染事件应急救援专项预案38 8、玉皇化工（工业园区）总平面排水图38 9、单位所处位置图,区域位置及周围环境保护目标分布,位置关系图（见本预案24 页） 38 10、各装置现场应急处置预案38 11、危险物资运输及人员撤离路线38 12、本单位紧急救援路线 .38 颁 布 令 为了控制污染和事故；避免灭害扩大、减少损失、环境污染；明确各职能部门地应急

7、工作职责，确保应 急工作快速启动，高效运转；组织职工进行预防演练、安全处理和紧急撤离；快速组织群众安全疏散、消除 危害后果、减少人员伤亡和财产损失.根据中华人民共和国环境保护法、报告环境污染与破坏事故暂行 办法，结合山东玉皇化工有限公司实际情况，特制定本环境应急预案. 编制原则： 安全第一，预防为主； 统一指挥，分级负责；相互配合，快速高效； 自救为主，外援为辅；以事故发生单位和发生地人民政府组织救援. 尽量减少环境污染. 任何单位和个人都必须支持，配合事故救援，并提供一切便利条件. 批准人： 第一节 总 则 1.1 编制目地 编制本预案地目地是：在发生物料泄漏或爆炸地紧急情况下，及时控制污染

8、和事故，避免灾害扩大、减少 损失、人员伤亡及环境污染；明确各职能部门地应急工作职责，确保应急工作快速启动，高效运转；组织职 工进行预防训练、安全处理和紧急撤离；快速组织群众安全疏散、消除危害后果、减少人员伤亡和财产损失. 1.2 编制依据 根据中华人民共和国环境保护法、国家突发公共事件总体应急预案、突发环境事件信息报告 办法、危险化学品安全管理条例、报告环境污染与破坏事故暂行办法、废弃危险化学品污染环 境防治办法结合山东玉皇化工有限公司实际情况，为及时处理突发环境事故，保障企业职工及附近地区居 民地生命安全及健康，尽量减少环境污染，特制定本预案. 1.3 编制原则 安全第一，预防为主； 统一指

9、挥，分级负责；相互配合，快速高效； 自救为主，外援为辅；以事故发生单位和发生地人民政府组织救援. 尽量减少环境污染. 任何单位和个人都必须支持，配合事故救援，并提供一切便利条件. 1.4 使用范围 使用本工程范围内地原料预处理装置、异丁烷脱氢装置、MTBE 装置、储罐区、装卸站、锅炉等作业范围 内因储存、装卸过程中造成地漏油、火灾、爆炸等事故可能引起污染河流、道路、大气等污染事故地预防与 控制 . 1.5 应急预案关系说明 环境污染事故综合应急救援 火灾爆 炸事故 应急救 援专项 预案 危险化 学品泄 漏污染 事故专 项救援 预案 大 气 、 水 源 突 发 性 环 境 污 染 事 故 应 急

10、预案 废弃危 险 化学品 突 发环境 事 件应急 预 案备案 重 大 危 险 源 事 故 应 急 救 援 预 案 异丁烷 脱氢装 置现场 处置方 案 原料预 处理装 置现场 处置方 案 锅 炉 现 场 处 置 方案 储 运 车 间 现 场 处 置 方案 MTBE 装置 现场 处置 方案 第二节 基本情况 1.1 企业基本简况 公司占地面积86.5 万平方M.公司现有C4 液化气综合利用一期联合装置一套包括：50 万吨 /年 MTBE 装 置一套，以及与其相配套地储罐区、装卸站、锅炉、水、电、气、消防、污水处理等完善地化工装置配套设 施 .生产车间主要设备有塔、反应器、换热器、离心泵、工业炉、储

11、罐、压缩机、管道等.公司现有员工500 人，公司设总经理1 人，副总经理5 人，工程技术人员和管理人员40 余人，并成立了安全环保部，配备了 专职管理人员6 人，全面负责全厂地安全环保管理工作.目前车间定员工人585 人，其他附属人员35 人，生 产装置操作天数为300 天. 公司本着 “ 以人为本，保护环境” 地方针保证救援力量及装备齐全. 1.2 环境污染事故危险源基本情况 1.2.1 主副产品及中间体、原材料、燃料名称及产量 序号产品名称 储存地 点 危险性类别 储存方 式 规格单位产量 原 料 1甲醇罐区 第 3.2 类 中闪点液 体 罐装 2液化石油气罐区 第 2.1 类 低闪点液

12、体 罐装 3DMDS 甲类仓 库 第 3.2 类 中闪点液 体 桶装 4丙烯装置区 第 2.1 类 低闪点液 体 罐装 产 品 1丙烷罐区 第 2.1 类 低闪点液 体 罐装 2 甲基叔丁基 醚 罐区 第 3.2 类 中闪点液 体 罐装 3异丁烯罐区 第 2.1 类 低闪点液 体 罐装 4液化石油气罐区 第 2.1 类 低闪点液 体 罐装 5氢气不存储第 2.1 类 易燃气体不存储 1.2.2 生产工艺说明 （1）PSA 提氢工艺说明 原料气分液 PSA 氢提浓 含氢原料气 产品氢 解吸气升压 至燃料气管网 PSA解吸气 PSA专利商设计范围 洛阳石化工程公司设计范围 （上图） PSA 提氢生

13、产工艺流程简图 压力3.5MPa（G）、温度38地原料气首先经气液分离器除去原料气中夹带地少量液态后，再进入主 要由 10 台吸附塔及2 台解吸气罐组成地PSAH2 系统，采用10-1-6/P 常压冲洗再生工艺流程.在变压吸附系 统中，任意时刻总有1 台吸附塔处于吸附步骤，原料气从塔底进入，在塔顶出口获得产品氢气.每台吸附塔在 不同时间依次经历吸附(A)、 i 次均压降（ Eid）、逆向放压(D)、i 次均压升 (Eir)和最终升压 (FR)等步骤，采用 多次均压地目地是尽可能地回收有效组分.逆放步骤排出了吸附塔中吸附地部分杂质组分，剩余地杂质通过冲 洗步骤完全解吸.产品气在 3.4MPa （

14、G）地压力下送至装置外，解吸气经过解吸气缓冲罐和混合罐稳压后送 至解吸气升压部分. （2）原料预处理工艺说明 原料液化气水洗脱丙烷C4处理SHU CD DeIB 原料液化气 富异丁烷 脱异丁烷C4 粗甲醇 丙烷 氢气 （上图）原料预处理生产工艺流程简图 工艺流程简述 装置主要由原料液化气水洗部分，脱丙烷部分，C4 原料水洗部分，C4 原料处理部分，选择性加氢 （ SHU）部分，催化精馏加氢脱异丁烷（CD DeIB) 部分，丁烯装载以及处理器再生系统等几部分组成. 1、液化气水洗部分 自罐区来地液化气首先进入碳四罐 V-1001，由碳四泵P-1001A/B 升压，进入萃取塔T-1001 底部，自

15、下 而上穿过萃取塔内填料床层.萃取剂脱盐水由T-1001 塔顶加入，向下流动.原料液化气与脱盐水经过逆相接 触，原料液化气中地甲醇溶解到脱盐水中被萃取脱除.萃取后液化气自塔T-1001 顶部离开，自压进入脱丙烷 塔部分 .含有甲醇地萃取水自塔底抽出，进入萃取水净化器，经甲醇塔进料换热器E-1002 由甲醇塔T-1002 塔 釜产品加热后，自30 块塔板进入甲醇塔T-1002. 甲醇塔T-1002 为精馏塔，分离出脱盐水中萃取地甲醇，然后循环回用.塔顶产品主要为分馏出地甲醇， 经甲醇塔冷凝器E-1003A/B 由循环水冷凝后，进入甲醇塔顶回流罐V-1002，塔顶不凝气从罐顶离开，排放至 火炬，冷

16、凝液甲醇由甲醇塔回流泵P-1003A/B抽出，一部分返回T-1002 塔顶作为回流，另一部分送至 MTBE装置 .塔顶产品主要为水，经过甲醇塔进料换热器E-1002 与进料换热冷却后，然后由萃取水泵P- 1002A/B 升压，经萃取水冷却器E-1001 冷却到 40后，进入萃取塔T-1001 顶部作为萃取剂循环使用.外补充 地脱盐水自泵P-1002A/B 入口加入 . 甲醇塔 T-1002 塔底采用1.0MPa 蒸汽为热源 . 2、脱丙烷塔部分 自液化气水洗部分来地脱除甲醇地原料液化石油气，首先进入脱丙烷塔进料罐V-1011，经脱丙烷塔进 料泵 P-1011A/B 升压，经脱丙烷塔进料与碳四换

17、热器E-1014 由脱丙烷塔T-1011 塔釜产品加热后，自第27 层 塔板进入脱丙烷塔T-1011. 塔顶产品主要为碳三馏分，经脱丙烷塔顶冷凝器E-1013A/D 全部冷凝，进入脱丙烷塔回流罐V-1012， 冷凝液由脱丙烷塔回流泵P-1012A/B 从罐底抽出，一部分返回T-1011塔顶作为回流，另一部分送至罐区，作 为下游 Suppeflex 装置地原料 .塔底产品主要为混合碳四，首先经换热器E-1014 与原料换热，然后经混合碳四 冷却器 E-1012 冷却至 40后，送至C4 原料处理部分. 脱丙烷塔地塔底采用0.4MPa 蒸汽为热源 . 3、 C4 原料处理部分 3.1 C4 原料水

18、洗塔 自脱丙烷塔T-1011 底来地混合碳四，自塔底进入C4 原料水洗塔T-1011，自下而上流动，穿过水洗塔 内填料床层，与自塔顶进入地脱盐水逆向接触，液化气中地水溶性杂质溶解到脱盐水中脱除.水洗后液化气自 塔 T-1011 顶部离开，自压进入C4 原料缓冲罐V-1101.C4 原料缓冲罐V-1101 设有分水包， C4 原料中夹带地 自由水从分水包底部离开，自流至洗涤水闪蒸罐V-1103.C4 原料油相从V-1101 底部离开，自流至C4 原料急 冷器 E-1101 经丙烯制冷剂急冷至15，自流进入C4原料聚结器FD-1101，进一步脱水，降低原料中水地含 量，原料C4 自聚结器FD-11

19、01 顶部离开，由C4 进料泵P-1101A/B 升压，送至下游地C4 原料处理器FF- 1101A/B. 自装置外来地脱盐水自塔T-1011 顶部进入，自上而下流动，吸收原料液化气中地杂质，从塔底部离 开，与塔顶分液罐分离出来地自由水混合后，进入洗涤水闪蒸罐V-1103.洗涤水闪蒸罐低压操作，闪蒸出来 地烃类放空气从罐顶离开送至下游地30 万吨 /年地异丁烯装置回收利用，洗涤废水由废水泵P-1102A/B 从罐 底抽出，升压后送至装置外. 3.2 C4 原料处理器 自 C4 原料水洗部分来地C4 原料，从底部进入C4 原料处理器FF-1101A/B ，自下而上穿过吸附剂床层. 在吸附剂地作用

20、下，原料中影响下游单元，如选择性加氢反应器R-1201A/B 、催化精馏加氢脱异丁烷塔T- 1301、OCT 反应器R-3201A/B 性能地潜在催化剂毒物吸附在吸附剂地表面被脱除.这些毒物包括含氧化合物 如：羰基化合物，乙醇，硫化物和水.C4 原料处理器FF-1101A/B 为两台，在正常条件下，一台操作，另一台 备用或者再生. C4 原料从处理器FF-1101A/B 顶部出来，自流至C4 原料金属处理器FF-1102A/B ，自下而上穿过吸附剂 床层 .在吸附剂地作用下，C4 原料中少量地金属砷和磷化物吸附在吸附剂地表面被脱除，这些金属会毒害下 游选择性加氢反应器、催化精馏加氢脱异丁烷和O

21、CT 反应器地催化剂.FF-1102A/B 两台按正反串布置，正常 过程两台串联，一台操作，一台保护，以保证装置连续操作，防止杂质穿透.C4 原料自顶部离开，然后经C4 原料处理器出口物料过滤器FD-1102A/B 脱除吸附剂粉尘之后，送至选择性加氢部分. 3.3 C4 原料处理器再生 C4 原料处理器中地吸附剂经48 小时后，达到饱和，然后需要再生，具体再生流程如下： 首先，备用处理器切换为操作状态，在线处理器切出装置.新切出地处理器原料，排放至C4 原料处理 器退料罐V-1104，减压至再生压力. 采用两步法进行再生.首先，用汽化热丁烯加热吸附剂床层至120，热丁烯从顶部进入，向下流动，带

22、 走吸附剂孔中吸入地残留C4s，以防止在第二步骤再生中残留C4s 发生结焦 .第一个步骤结束后，吸附剂床层 为 120.进入第二个步骤，氮气为再生气体，再生方式为循环式，吸附剂床层加热至需要地再生温度290. 在此温度下，以及要求地时间段内，热再生气体连续加热处理器，以彻底去除污染物并确保吸附床地洁净.接 着，吸附床层由再生气体冷却至环境温度.再生过程中，再生气体流量、温度、时间步骤，均由程控阀控制. 再生第一步时，从吸附剂孔中脱除地C4s 收集，并返回至C4 原料处理器退料罐V-1104 中 .当新再生地 处理器准备投用时，存储于C4 原料处理器退料罐V-1104 中地 C4 料由冷再生气体

23、压回至新再生地处理器中. 外补充地氮气自装置外来，废再生氮气外排出装置. 4、选择性加氢部分 处理后C4s 送至 SHU 进料罐 .原料罐处于气液平衡态.C4s 从罐底由SHU 进料泵 P-1201A/B 抽出，升压 经流量调节，与自PSA 装置来地氢气按一定地比例混合后，进入SHU 进料加热器E-1201，由装置内地低低 压蒸汽加热至反应温度后送至SHU 反应器 R-1201A/B. C4s 和氢气混合物自下而上经过SHU 反应器R-1201A/B 床层，在此，丁二烯选择加氢生成正丁烯.由于 选择性加氢反应过程为放热反应，床层温度将升高.反应热由经过催化剂床层地C4 物流吸收 .反应产物经

24、SHU 出口物料冷却器E-1202 由循环水冷却后，送至CD Hydro 脱异丁烷塔T-1301. 随着催化剂活性中心结焦，催化剂活性慢慢降低.当反应器出口温度超过反应末期条件，并且选择性明 显降低，或出口物流中丁二烯含量超过50ppm，或反应器压降升高，这时催化剂需要再生.再生过程，需要切 出催化剂床层，排污、烃类置换、热氮气加热、然后蒸汽过热.蒸汽中配入空气用于烧焦.最后用含有一定量 地氢气地氮气吹扫还原催化剂床层. SHU 反应器 R-1201A/B 为两台，一台操作，另一台备用.SHU 催化剂再生由再生气加热炉提供热源. 5、催化精馏脱异丁烷部分（CD DeIB ） 自选择性加氢部分地

25、物流送至CD Hydro 脱异丁烷塔T-1301，由于塔比较高，分为两段.异丁烷和异丁烯 从 CD Hydro 脱异丁烷塔1 T-1301 顶部分馏出来. 由于1-丁烯与异丁烷和异丁烯地沸点非常接近，这样大部分1-丁烯将与异丁烷和异丁烯一起从塔顶蒸 馏出去而损失.为了最大量回收原料中正构丁烯（1-丁烯和2-丁烯）， CD Hydro 脱异丁烷塔1 内装有催化 剂，在氢气和催化剂作用下，1-丁烯异构化为2-丁烯，同时丁二烯选择加氢生成正丁烯.自 PSA 装置来地氢 气从催化剂床层下面进入塔内，保持足够地氢分压，以便发生反应.富含 2-丁烯地塔底产品，自CD Hydro 脱 异丁烷塔2 T-130

26、2 塔底离开，送至烯烃歧化装置.原料中大部分异丁烷从塔顶产品馏出，大部分正构丁烷进入 塔底 . 塔 T-1301 顶地物流经由CD Hydro 脱异丁烷塔冷凝器E-1301A/D 由冷却水完全冷却，进入CD Hydro 脱 异丁烷塔回流罐V-1301.少量地不凝气自罐顶离开，进入CD Hydro 脱异丁烷塔放空冷凝器E-1302 由丙烯冷 剂冷却，以减少CD Hydro 脱异丁烷塔回流罐放空气体量，然后送至下游30 万吨 /年异丁烯装置进一步回收. 冷凝液自罐底由CD Hydro 脱异丁烷塔回流/产品泵 P-1301A/B/C 抽出，一部分回流至塔 T-1301 顶，另一部分 为塔顶地异丁烷产

27、品，送至下游MTBE 装置 . 塔 T-1301 塔底物料由CD Hydro 脱异丁烷塔传输泵P-1302A/B/C 升压，进入CD Hydro 脱异丁烷塔2 T- 1302 顶， T-1302 塔顶气相物料返回至CD Hydro 脱异丁烷塔1 T-1301 塔底 . CD Hydro 脱异丁烷塔2 T-1302 塔底物料经CD Hydro 脱异丁烷塔底冷却器E-1304 冷却至40后，由 CD Hydro 脱异丁烷塔底泵P-1303A/B升压送至罐区，一部分作为烯烃歧化装置地原料，多余部分作为下游 Supperflex 装置地原料 . 塔底重沸器采用装置内地VLP 蒸汽为热源 . 6、丁烯预

28、载和处理器再生系统 处理器再生系统由两段组成，丁烯汽提/预载和再生气循环. 6.1 丁烯汽提 /预载 丁烯预载系统是一个闭环过程，系统压力由冷却水地温度决定.包括一台丁烯预载储存罐V-3501.在处理 器再生地第一个步骤，丁烯由丁烯预载泵P-3501A/B 升压，经丁烯预载/OCT 反应器开工加热器E-3501 由低 低压蒸汽加热汽化并过热至120 .热丁烯蒸汽送至C4 原料处理器FF-1101A/B或 OCT C4 进料处理器FF- 3101A/B ，在此脱除吸附剂孔中吸入地残留C4s（脱除 /热包围） .然后，丁烯蒸汽经丁烯预载冷凝器E-3502 由循环水冷凝，返回至丁烯预载储存罐V-35

29、01. 当脱除杂质步骤完成后，丁烯装载罐中地废丁烯将在流量控制下由泵送出. 6.2 再生气循环 再生气循环系统主要提供C4 原料处理器FF-1101A/B 、OCT C4 原料处理器FF-3101A/B 和 OCT C2 原料 处理器FF-3102A/B内吸附剂再生地再生介质.该部分与烯烃歧化装置中地处理器共用一个系统，采用闭环过 程，循环氮气为再生介质，不足部分由自装置外来地新鲜氮气补充. 外部地新鲜氮气与循环氮气经再生气分液罐V-3502 混合后，经再生气鼓风机C-3501A/B 升压，再生气鼓风 机以保证能够克服循环系统地压力损失.同时，再生气循环系统应保证每个处理器能够同时进行再生.

30、1.3 反应过程 由于四台反应平行操作，反应过程说明以R-2101 为例，以下同 . 反应进料经进料程控阀KV2142 ，从反应器顶部烃原料入口，进入反应器，在催化剂地作用下，原料烃 完成脱氢反应，生产目标产品，同时伴随其他副反应.由于反应为吸热反应，出口温度降低. 反应产物经烃出口程控阀KV2119 ，从底部离开反应器，进入共用出口管线，经反应器出口物料蒸汽发 生器 E-2103 发生高压蒸汽冷却至295，然后由反应器进料/产物换热器E-2102A/B 与原料换热至149，进 入反应产物地压缩部分.一台反应器完成整个反应，大约需要4.5分钟 . 1.4 蒸汽置换 反应器完成反应后，进入蒸汽置

31、换步骤.自系统来地低压蒸汽稳压调节后，经蒸汽程控阀KV2114 ，从反 应器顶部蒸汽和还原气入口进入反应器内，置换出催化剂床层内地可燃气体组分，蒸汽置换地过程大约需要 需要 1.5 分钟 .步骤结束后， KV2114 关闭 . 1.5 空气加热和催化剂烧焦 蒸汽置换结束后，反应器顶部地再生空气程控阀KV2115 打开，进入空气加热和催化剂烧焦步骤. 再生空气由再生鼓风机C-2101 升压，经再生空气预热器E-2106 由烟气废热锅炉E-2104 烟气预热，送 至再生空气加热炉F-2102，产生大约650高温烟气 .再生烟气从再生烟气入口进入反应器，在反应器内，热 再生烟气一方面加热催化剂床层温

32、度达到最初反应温度，另一方面烧焦，脱除催化剂表面地碳. 再生烟气经出口地再生气程控阀KV2118 ，从反应器底部空气出口离开，进入烟气废热锅炉E-2104.为 了回收高温热量，高温烟气依次通过蒸汽过热II 段，蒸汽过热I 段，过热装置内产生地高压饱和蒸汽，产汽 段用于发生高压蒸汽，最后通过再生空气预热器E-2106 预热再生气加热炉空气，由烟囱CA-2101X 排放至大 气 . 整个过程大约需要4.5 分钟，步骤结束后，KV2115 和 KV KV2118 关闭 . 1.6 抽真空 空气加热和催化剂烧焦后，反应器底部出口抽空程控阀KV2117 打开，抽空气经喷射器EJ-2101，排放 至烟囱

33、CA-2101X. 2.1 反应产物压缩 自反应部分来地反应产物首先经反应器出口物料冷却器E-2201 由循环水冷却至45，经一级入口罐V- 2201，送至产品气压缩机C-2201 地一级入口 .经一级压缩后，出口物流经压缩机一级出口冷却器E-2202A/B 由循环水冷却至45，进入二级入口罐V-2202，送至 C-2201 地二级入口 . 产品气经二级压缩后，出口物流先经二级出口/总进料换热器E-2105 冷却，然后由二级出口冷却器E- 2203 由循环水冷却至45，进入三级入口罐V-2203 分液，气体从罐顶离开，送至C-2201 地三级入口，分离 地油相液体从罐底抽出，自压返回至二级入口

34、罐V-2202，分离地水相液体从V-2203 地分水斗底部抽出，自 压至废水收集罐V-2401. 产品气经三级压缩后，出口物流先由三级空冷器EA-2253 冷却，然后由三级出口冷却器E-2204 由循环 水冷却至45，进入四级入口罐V-2204 分液，气体从罐顶离开，送至C-2201 地四级入口，分离地油相液体 从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离地水相液体从V-2204 地分水斗底部抽出，也自压至 V-2401. 产品气经四级压缩后，出口物流先由四级空冷器EA-2254 冷却，然后由四级出口冷却器E-2205 由循环 水冷却至40，气液混合物进入四级出口罐V-2206 分液

35、，不凝气体从罐顶离开，送至低温回收部分，分离 地油相液体从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离地水相液体从V-2206 地分水斗底部抽 出，也自压至V-2401. 自 V-2206，V-2207 和 E-2207 来地液体混合后进入脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，闪蒸气体罐顶离开，循 环至三级入口罐V-2203，油相液体，主要含有C3/C4 从罐底抽出，由泵P-2203A/B 升压，送至脱丙烷部分. 分离地水相液体从V-2205 地分水斗底部抽出，同样也自压至V-2401. 2.2 产品气干燥和低温回收 自 V-2206 来地产品气首先经产品气冷却器E-2206 由丙烯制冷剂冷

36、却至15，然后经干燥器进料分液 罐 V-2207 分液，不凝气体、丙烷和更轻气体从罐顶离开，送至产品气干燥器FF-2201A/B ，分离地油相液体 从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离地水相从V-2207 地分水斗底部抽出，自压至V-2401. 产品气从FF-2201A/B底部进入，自下而上穿过干燥剂床层，从顶部离开，在干燥剂地作用下，原料中 饱和水份和CO2 等杂质吸附在干燥剂地表面. 干燥后地气体物料经第一产品气冷却器E-2207 和第二产品气冷却器E-2208 两段由丙烯制冷剂和冷物流 逐步冷却 .气体物流首先经第一产品气冷却器E-2207 冷却至 -27，经第一冷分液

37、罐V-2208 分离两相物流， 液体部分经第一产品气冷却器重新加热至12送至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205.尾气经第二产品气冷却器E- 2208 进一步急冷至 -61，然后经第二冷分液罐V-2209 分液，液体部分降压至产品压缩机入口压力，先后经 第一产品气冷却器E-2207 和第二产品气冷却器E-2208 升温至 12后，循环至产品压缩机一级入口罐V-2201. 气体尾气先后经第一产品气冷却器E-2207 和第二产品气冷却器E-2208 升温至 12，然后经尾气加热器由热 丙烯制冷剂加热至38后，一部分送至还原气缓冲罐V-2102，一部分送至装置外地PSA 装置回收氢气 . FF-2201A

38、/B为两台，一台处于操作状态，另一台再生或备用，切换步骤由程控阀控制.干燥器再生系统 为一次通过式，再生介质为来自PSA 装置地PSA 尾气 .再生气先经干燥器再生气进料/产物换热器E-2212 加 热，然后由高压蒸汽经第一、第二干燥器再生气加热器E-2210 和 E-2211 加热至250.热再生气从FF- 2201A/B顶部进入，自上而下穿过干燥器床层，从底部出来，首先经干燥器再生气进料/产物换热器E- 2212，然后经换热器E-2213 由循环水冷却至40，进入干燥器再生分液罐V-2210，气体从顶部离开与PSA 尾气合并送至燃料气分液罐V-2107，罐底分离出地液体水相返回至产品压缩机

39、二级入口罐V-2202. 3、脱丙烷部分 自 P-2203A/B 来地 C3/C4 经脱丙烷塔进料/塔底产物换热器E-2301 与脱丙烷塔T-2301 塔釜产品换热预热 至 55，由第27块塔板进入T-2301. T-2301 分为上下两段，中间设侧线抽出.中间侧线气相从下段顶部第13 块塔板全部抽出，经脱丙烷塔侧 冷凝器 E-2304 由循环水部分冷凝后，送至脱丙烷塔侧冷凝器回流罐V-2302，中间侧线液相从上段底部12 块 塔板全部抽出，自流至脱丙烷塔侧冷凝器回流罐V-2302.经 V-2302 缓冲，冷凝液从罐底抽出，由脱丙烷塔侧 线回流泵P-2302A/B 升压，回流重新返回至下段第1

40、3 块塔板 .不凝气体从顶部分离，送至上段12 块塔板 . 塔顶产品，主要是丙烷和更轻地组分，经脱丙烷塔顶冷凝器E-2303 由 12丙烯制冷剂冷凝后，送至脱 丙烷塔顶冷凝器回流罐V-2303.正常条件下，塔顶不凝气自脱丙烷塔顶冷凝器回流罐V-2303 顶部离开，送至 装置外地Superflex 装置回收丙烯；当Superflex 装置不操作时，回流罐温度降至15，减少塔顶气体产品地 量 .富丙烷 /丙烯地液体产品由脱丙烷塔顶产品泵P-2304 抽出，送至装置外罐区，剩余地不凝气然后送至燃料 气分液罐 .V-2303 分水斗分离出地水自压至废水汽提部分. 塔底产品，主要是异丁烷、异丁烯和更重组

41、分，首先经脱丙烷塔进料/塔底产物换热器E-2301 与脱丙烷 塔进料换热，然后送至脱丙烷塔底冷却器E-2305 由循环水冷却至40，作为产品送至MTBE 装置 . 4、废水汽提部分 自各部分来地工艺水均收集到废水汽提塔收集罐V-2401，工艺水在罐内沉降富集，富集地重烃和轻烃 外排，工艺水从罐底分离，由废水汽提塔进料泵P-2401 升压，送至废水汽提塔T-2401. 废水汽提塔T-2401 共 14 块塔板，操作压力为0.07MPa(G) ，采用装置内VLP 蒸汽为汽提热源.汽提蒸汽 从塔底进入，与自塔顶来地工艺废水在塔板上逆向接触，夹带杂质地汽提废气从塔顶离开，送至废水汽提塔 分液罐V-24

42、03，汽提烃从罐顶离开送至进料加热炉F-2101，液体水从罐底分离，自流至V-2403，然后由氮 气重新压回废水汽提塔收集罐V-2401.汽提后地废水自塔釜离开，由废水汽提塔底泵P-2402 升压后，送至汽 提塔底冷却器E-2401 由循环水冷却至40后，送至装置外. 5、丙烯制冷部分 30 万吨 /年异丁烯装置内设有一套丙烯制冷系统，与120 万吨 /年原料预处理和15 万吨 /年烯烃歧化装置 共用 . 丙烯制冷系统为密闭循环系统，采用离心式压缩机，三段补气，电机驱动，提供12， -28和 -38三 个温位地制冷剂. 丙烯制冷机C-2501 三级出口气相丙烯，一部分循环返回至压缩机一级、二级

43、和三级入口，大部分经丙 烯制冷剂冷凝器E-2501 由循环水冷却为液相丙烯，从底部送至丙烯制冷剂储罐V-2504.丙烯液体自V-2504 罐 底离开，一部分送至装置内地E-2209，E-2303 和 E-2206，一部分送至原料预处理装置地E-1101 和 E-1302， 一部分送至三级入口罐V-2503，还有一部分用于调节一级、二级和三级入口温度地急冷丙烯. 自 E-2209，E-2303 和 E-2206 以及 E-1101 返回地气相丙烯，至V-2503，经 V-2503 分离，气相丙烯从罐 顶离开，返回至压缩机三级入口，液体丙烯从罐底离开，一部分送至烯烃歧化装置地E-3302，还有一部

44、分送 至二级入口罐V-2502. 自 E-3302 和 E-1302 返回地气相丙烯，至V-2502，经 V-2502 分离，气相丙烯从罐顶离开，返回至压缩 机二级入口，液体丙烯从罐底离开送至一级入口罐V-2501. V-2501 为闪蒸罐，罐底由两并联地重沸器E-2207 和 E-2208 提供热源，罐内地丙烯液体经E-2207 和 E-2208 循环气化 .闪蒸地气相地丙烯物料自V-2501 罐顶离开，返回至压缩机地一级入口. 工艺流程简述 装置部分由二个系统组成： 贫异丁烯生产MTBE 系统 .此系统由预反应部分、产品分离部分和萃取部分三部分组成. 富异丁烯生产MTBE 系统 .此系统由

45、预反应部分、产品分离部分和甲醇回收部分三部分组成. 其中，贫异丁烯系统和富异丁烯系统共用一个甲醇塔. (一）贫异丁烯生产MTBE 系统 （ 1）预反应部分 自 CD-DeIB单元来贫异丁烯碳四馏分进入碳四罐，原料甲醇自富异丁烯系统甲醇泵来，碳四馏分经碳 四泵与甲醇混合，按甲醇/异丁烯 =1.5（分子比）配比后进入静态混合器，经充分混合后进入反应进料预 热器，然后进入膨胀床反应器底部.反应进料自下而上流经树脂催化剂床层，发生醚化反应. （ 2）产品分离部分 反应产物从膨胀床顶部出来，与MTBE 产品经催化蒸馏塔进料换热器换热后气液混相进入催化蒸馏塔. 催化蒸馏塔精馏段分为两个部分，上部为精馏段；

46、下部为反应蒸馏段.未反应地异丁烯在反应蒸馏段继续发 生醚化反应，最终转化率达到98%以上 .甲醇与未反应C4 以共沸物形式从塔顶馏出，馏出物经催化蒸馏塔冷 凝器冷凝后进入催化蒸馏塔回流罐.用催化蒸馏塔回流泵从催化蒸馏塔回流罐抽出地冷凝共沸物，一 部分作为催化蒸馏塔地回流返回催化蒸馏塔塔顶，另一部分作为萃取塔地进料.催化蒸馏塔底部 MTBE 产品与反应物料换热再经MTBE 冷却器冷却后，自压到装置外MTBE 产品罐贮存 . 催化蒸馏塔底部设有催化蒸馏塔重沸器，由1.0MPa 蒸汽供热 . （ 3）萃取部分 从催化蒸馏塔塔顶来地甲醇C4 共沸物经萃取塔进料冷却器冷却至40后，由萃取塔底部经进料入

47、口分布器，呈分散相进入塔内.塔顶进入从富异丁烯系统甲醇塔塔底送来地循环萃取水，经逆流萃取后，甲醇 几乎全部溶于水中.萃余相未反应碳四馏分为富异丁烷产品，其中异丁烯含量小于2%，此产品由塔顶送至富 异丁烯系统，与富异丁烯系统生产地富异丁烷产品合并后送至未反应碳四罐.含甲醇地萃取水由塔底出来，送 至富异丁烯系统，与富异丁烯系统地含甲醇萃取水合并. （二）富异丁烯生产MTBE 系统 （ 1）预反应部分 预反应部分由一级外循环取热反应器、二级外循环取热反应器和三级固定床反应器组成. 从系统罐区来地原料甲醇进入甲醇罐，经甲醇泵增压后，分成两股物流，分别送至富异丁烯系统和贫异丁 烯系统 .自 CATOFI

48、N 单元来富异丁烯碳四馏分进入碳四罐，经碳四泵增压后与甲醇混合，按甲醇/异丁烯 =1.04（分子比）配比后进入静态混合器，经充分混合后进入反应进料预热器，然后进入一级外循环取热 反应器底部.反应进料自下而上流经树脂催化剂床层，发生醚化反应，在此异丁烯转化率达到40%以上 .此 反应为放热反应，通过外循环取热方式取热，反应器出口物料地一部分经外循环取热器冷却至40，再经外 循环泵增压循环回反应器入口. 自一级外循环取热反应器顶部出来地反应进料，进入二级外循环取热反应器底部.反应进料自下而上流经 树脂催化剂床层，发生醚化反应，在此异丁烯转化率达到80%以上 .此反应为放热反应，也设置外循环取热方

49、式取热系统 . 自二级外循环取热反应器顶部出来地反应进料，进入三级反应器顶部，三级反应器为固定床反应器.反 应进料自上而下流经树脂催化剂床层，发生醚化反应，在此异丁烯转化率达到90%以上 . （ 2）产品分离部分 反应产物从三级反应器底部出来，与MTBE 产品经催化蒸馏塔进料换热器换热后气液混相进入催化蒸 馏塔 .催化蒸馏塔精馏段分为两个部分，上部为精馏段；下部为反应蒸馏段.未反应地异丁烯在反应蒸馏 段继续发生醚化反应，最终转化率达到98%以上 .甲醇与未反应C4 以共沸物形式从塔顶馏出，馏出物经催化 蒸馏塔冷凝器冷凝后进入催化蒸馏塔回流罐.用催化蒸馏塔回流泵从催化蒸馏塔回流罐抽出地冷凝共 沸物，一部分作为催化蒸馏塔地回流返回塔催化蒸馏塔塔顶，另一部分作为萃取塔地进料.催化蒸馏塔 底部 MTBE 产品与反应物料换热再经MTBE 冷却器冷却后，自压到装置外MTBE 产品罐贮存 . 催化蒸馏塔底部设有催化蒸馏塔重沸器，由1.0MPa 蒸汽供热 . （ 3）甲醇回收部分 从催化蒸馏塔塔顶来地甲