环保车间事故预案0912.doc

环保联合车间应急处理预案受控状态： 发行编号： 持 有 者： 中国神华煤制油有限公司煤制油厂编写：校对：审核：技术监督部机械动力部：行政部：安全生产部：厂领导批准：执行日期：环保联合车间应急处理预案目录1装置概况41.1硫磺回收单元41.1.1地理位置41.1.2工艺流程41.1.3设备情况61.2污水汽提单元61.2.1地理位置61.2.2工艺流程61.2.3设备情况81.3气体脱硫单元81.3.1地理位置81.3.2工艺流程81.3.3设备情况91.4酚回收单元91.4.1地理位置91.4.2工艺流程91.4.3设备情况101.5污水处理场单元101.5.1地理位置101.5.2工艺流程101.5.3设备情况152装置危险性分析152.1硫磺回收单元152.1.1主要危险有害因素分布152.1.2主要毒物毒性162.1.3硫磺回收装置涉及毒物危害程度分级172.1.4危害结果172.2含硫污水汽提单元192.2.1主要危险有害因素分布192.2.2主要毒物毒性192.2.3含硫污水汽提装置涉及毒物危害程度分级202.2.4危害结果202.3气体脱硫单元202.3.1主要危险有害因素分布202.3.2主要毒物毒性212.3.3气体脱硫装置涉及毒物危害程度分级222.3.4危害结果222.4酚回收单元222.4.1主要危险有害因素分布222.4.2主要毒物毒性232.4.3酚回收装置涉及毒物危害程度分级232.4.4危害结果232.5污水处理场单元242.5.1危险有害因素分布242.5.2主要毒物毒性252.5.3污水处理场涉及毒物危害程度分级252.5.4危害结果263事故处理原则274应急救援指挥系统274.1现场应急指挥部284.2职责284.3其他要求：295应急响应程序306环保联合车间事故预案316.1气体脱硫装置液化气进料缓冲罐D-103液化气泄漏事故处理316.2酸碱站盐酸储罐泄露导致灼伤事故处理326.3酚回收单元溶剂循环槽二异丙基醚泄漏事故336.4硫磺回收装置硫化氢泄漏事故356.5污水汽提装置液氨泄漏事故367附 件377.1附件1： 应急联络通讯录387.2附件2： 危险化学品性质、防护及应急措施387.3附件3 ： 应急设施及抢险物资一览表437.4附件4、应急疏散路线和紧急集合点图447.5附件5、消防设施布置图467.6附件6、气防、职防、环保设施布置表537.7附件7、火灾、可燃气体以及硫化氢报警设施一览表55一、装置概况51.1硫磺回收装置51.1.1地理位置51.1.2工艺流程51.1.3设备情况71.2污水汽提装置71.2.1地理位置71.2.2工艺流程71.2.3设备情况81.3气体脱硫装置81.3.1地理位置81.3.2工艺流程91.3.3设备情况91.4酚回收101.4.1地理位置101.4.2工艺流程101.4.3设备情况11二、装置危险性分析112.1硫磺回收装置112.1.1主要危险有害因素分布112.1.2主要毒物毒性122.1.3硫磺回收装置涉及毒物危害程度分级122.1.4危害结果122.2含硫污水汽提装置12.2.1主要危险有害因素分布12.2.2主要毒物毒性12.2.3含硫污水汽提装置涉及毒物危害程度分级22.2.4危害结果22.3气体脱硫装置22.3.1主要危险有害因素分布22.3.2主要毒物毒性12.3.3气体脱硫装置涉及毒物危害程度分级22.3.4危害结果22.4酚回收装置22.4.1主要危险有害因素分布22.4.2主要毒物毒性32.4.3酚回收装置涉及毒物危害程度分级32.4.4危害结果4三、事故处理原则5四、应急救援指挥系统54.1现场应急指挥部54.2职责6五、应急响应程序7六、环保联合车间事故预案86.1气体脱硫装置液化气泄漏事故处理86.2酸碱站盐酸储罐泄露导致灼伤事故处理96.3酚回收装置二异丙基醚泄漏事故106.4硫磺回收装置硫化氢泄漏事故13七、附件147.1附件1： 应急联络通讯录147.2附件2： 危险化学品性质、防护及应急措施157.3附件3 ： 应急设施及抢险物资一览表177.4附件四、应急疏散路线和紧急集合点图187.5附件五、消防设施布置图197.6附件六、气防、职防、环保设施布置表277.7附件七、火灾、可燃气体以及硫化氢报警设施一览表27 1 装置概况环保联合车间位于我厂西南部，具有装置多、分布广的特点。其中硫磺装置、气体脱硫装置、污水汽提装置、酚回收装置、污水处理场、第一、二、三循环水场、凝结水站在厂内，外供水单元在乌审旗浩勒报吉乡。本次应急事故预案主要针对硫磺装置、气体脱硫装置、污水汽提装置、酚回收装置、污水处理场等装置。1.1 硫磺回收单元1.1.1 地理位置本装置北面是气体脱硫装置，西侧是污水汽提灌区，南侧是预留地，东侧循环溶剂罐区及泵房，占地面积是3280m2。1.1.2 工艺流程硫磺回收装置分为制硫部分和尾气部分。上游装置来的清洁酸性气经清洁酸性气分液罐（113-D-101）脱液后，进入制硫燃烧炉（113-F-101）。 在制硫燃烧炉内约50%(v)的H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，余下的H2S中有1/3转化为S02，燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机（113-K-101A/B）供给。清洁酸性气分液罐（113-D-101）分出的凝液，根据分液包液面信号，自动启动酸性水泵（113-P-101A/B）将酸性水送出装置至含硫污水汽提装置（112单元）。自制硫燃烧炉（113-F-101）排出的高温过程气（约1017）,其中小部分通过高温掺合阀(113-TV-0501)调节一级转化器（113-R-101）的入口温度, 其余大部分进入制硫余热锅炉（113-E-101），用余热发生4.0MPa饱和蒸汽输至蒸汽过热器（113-E-203）过热至400并网；过程气温度降至350进入一级冷凝冷却器（113-E-102）冷至160，在一级冷凝冷却器（113-E-102）管程出口，冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部流出进入硫封罐（113-D-301）。一级冷凝冷却器（113-E-102）管程出口160的过程气，通过高温掺合阀（113-TV-0501）与来自制硫燃烧炉（113-F-101）的1017的高温过程气混合后，温度达到219进入一级转化器（113-R-101），在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为硫磺。反应后的气体温度309，进入过程气换热器（113-E-104）管程，与二级冷凝冷却器（113-E-103）出口的低温过程气换热，温度降至256进入二级冷凝冷却器（113-E-103）；在二级冷凝冷却器（113-E-103）中，过程气被冷却至160。 冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐（113-D-301）。分离后的过程气再返回过程气换热器（113-E-104）壳程，换热至220进入二级转化器（113-R-102）。在催化剂的作用，过程气中剩余的H2S和SO2进一步转化为硫磺。反应后的过程气进入三级冷凝冷却器（113-E-105），温度从239被冷却至160。冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐（113-D-301）。顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐（113-D-103）分液后进入尾气处理部分:一、二、三级冷凝冷却器（共用一个壳体）的余热均通过发生0.45MPa饱和蒸汽加以回收，产生的饱和蒸汽一部分作为硫磺回收装置的设备、管道伴热（约2t/h），剩余部分用专线送至脱硫装置（117单元）作为溶剂再生热源。汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池（113-S-301），经注入氨气和氮气，用液硫脱气泵（113-P-301）循环脱气处理，液硫中的有毒气体被脱出至气相，用液硫脱气抽空器的中压蒸汽作动力，送至尾气焚烧炉（113-F-201）焚烧。脱气后的液硫用液硫提升泵（113-P-302A/B）送至煤液化装置（103单元）作为硫化介质。煤液化装置（103单元）开工初始的液体硫磺及煤液化装置开工正常后需补充的硫磺，均由外购。固体硫磺在开工准备阶段人工倒入液硫池（113-S-301），用低压蒸汽加热熔化后再用液硫提升泵（113-P-302A/B）送出，剩余硫磺用液硫提升泵送至液硫储罐（113-T-301A/B）贮存。尾气分液罐（113-D-103）出口的制硫尾气先进入尾气加热器（113-E-201），与尾气焚烧炉（113-F-201）、蒸汽过热器（113-E-203）出口的高温烟气换热，温度升到300，混氢后进入加氢反应器（113-R-201），在LS-951催化剂的作用下进行加氢、水解反应，使尾气中的SO2、S2、COS、CS2还原、水解为H2S。反应后的高温气体约326进入蒸汽发生器（113-E-202）换热发生0.45MPa饱和蒸汽，尾气温度降至170进入尾气急冷塔（113-C-201）下部，与急冷水逆流接触、水洗冷却至40。尾气急冷塔使用的急冷水，用急冷水泵(113-P-201A/B)自尾气急冷塔（113-C-201）底部抽出，经急冷水冷却器（113-E-204）冷却至40后返回尾气急冷塔（113-C-201）循环使用。为了防止设备腐蚀，需在急冷水中注入NH3，以调节其pH值保持在78。急冷降温后的尾气自尾气急冷塔（113-C-201）顶部出来进入尾气吸收塔（113-C-202）。自脱硫装置（117单元）来的MDEA贫胺液先进入贫胺液冷却器（113-E-205），用循环水将其温度由43降至35后进入尾气吸收塔（113-C-202）上部，与尾气急冷塔来的尾气逆流接触，尾气中的H2S被吸收。吸收了H2S的MDEA富液，经富胺液泵(113-P-202A/B)升压后返回脱硫装置（117单元）。自尾气吸收塔（113-C-202）塔顶出来的净化尾气（总硫300ppm），进入尾气焚烧炉（113-F-201），在610 高温下，将净化尾气中残留的硫化物焚烧生成 SO2，剩余的H2和烃类燃烧成H2O和CO2，焚烧后的高温烟气经过蒸汽过热器（113-E-203）和尾气加热器（113-E-201）回收热量后，烟气温度降至300左右由排气筒（113-S-201）排入大气。硫磺回收装置事故状态紧急放空及开停工时期临时排放的酸性气设专线排至火炬系统。1.1.3 设备情况项 目静设备动设备备 注数量（台）2711其中炉类2台1.2 污水汽提单元1.2.1 地理位置本装置北面是煤制氢装置，西侧是第三循环水场、酚回收装置，南侧是硫磺回收装置，东侧是加氢原料罐区和循环溶剂罐区，占地面积为1.5公顷。1.2.2 工艺流程自煤液化装置、加氢稳定装置、加氢改质装置、硫磺回收装置、轻烃回收装置、脱硫等装置来的含硫污水一起进入含硫污水脱气罐（112-D-101）脱除油气，脱除的油气排至酸性气火炬总管。罐底含硫污水在液位（LIC-1101）控制下经脱气罐底泵（112-P-101A/B）抽送进入含硫污水储罐（112-T-101A/B），在此长时间静置以隔去水中大部分油，罐顶设安全水封罐。隔油后含硫污水经除油泵（112-P-102A/B）送至除油器（112-D-102）进一步除去水中微小油滴。除油后的含硫污水在流量（FIC-1301）控制下由含硫污水泵（112-P-103A/B）提压后分为两部分，一部分作为冷进料直接进入脱硫化氢塔（112-C-101）上部的第二段填料上方;另一部分经含硫污水-净化水换热器（112-E-101A/B）与净化水换热至115 后再与含硫污水-脱硫水换热器（112-E-102A/B ）换热至137进入脱硫化氢塔（112-C-101）26层塔板。2.5吨/时的净化水经过冷水冷却器（112-E-107）冷却至35后进入脱硫化氢塔（112-C-101）顶部以控制塔顶温度。含硫污水在脱硫化氢塔中自上而下流动，在脱硫化氢塔底重沸器（112-E-103）提供热源产生的汽提作用下，富含H2S成份的酸性气自塔顶分出，在压控（PV-1401）下送往硫磺回收装置。脱硫化氢塔底的162的脱硫水经含硫污水-脱硫水换热器（112-E-102A/B）冷却至143后自压进入脱氨塔24层塔板。在脱氨塔底重沸器（112-E-104）提供热源产生的汽提作用下，富氨气自塔顶分出，经脱氨塔顶空冷器（112-A-101AF）冷却至80进入脱氨塔顶回流罐(112-D-103)进行气液分离，液相作为回流经脱氨塔顶回流泵(112-P- 104A/B)在流控（FV-1405）下送往脱氨塔顶部；分离出的富氨气经富氨气冷却器（112-E- 105）冷却至40后进入富氨气分凝器(112-D-107),进一步去除H2S的富氨气由富氨气分凝器顶部在压控（PV-1402）下送至氨精制罐(112-D-201)。富氨液自富氨气分凝器(112 -D-107)下部在液控（LV1405）下压送至含硫污水储罐（112-T-101B）。脱氨塔底的净化水经含硫污水与净化水换热器（112-E-101A/B）冷却至98 后经净化水增压泵(112-P- 105A/B)提压后再经净化水空冷器(112-A-102AD)和净化水冷却器（112-E-106A/B）冷却至40送至净化水储罐(112-T-102)，然后由净化水泵（112-P-106A/B）抽出在流控（FV-1303）下分为两部分：大部分作为产品送往脱酚装置，另一小部分经循环水冷却后返回脱硫化氢塔顶部（还有一小部分送至储罐上的五个安全水封）。富氨气在氨精制罐（112-D-201）、氨结晶器（112-D-202A/B）分别经氨水洗涤法和结晶法脱除H2S，然后经气氨精制器（粗）（112-SR-201A/B）、气氨精制器（精）（112-SR- 202A/B）进一步脱除H2S后进入氨吸收塔（112-C-201）底部。自氨蒸馏塔（112-C-202）来的稀氨水在氨吸收塔（112-C-201）内将氨气吸收。吸收塔顶气在压控（PV-1601）下送往含硫污水储罐112-T-101A，吸收塔底部的浓氨水经泵（112-P-202A/B）升压，然后经稀氨水-浓氨水换热器（112-E-201AB）换热至165进入氨蒸馏塔（112-C-202）第六层塔板。高压蒸汽经氨蒸馏塔底重沸器（112-E-203）为氨蒸馏塔提供热源，氨蒸馏塔上部设置有冷却管束，循环水经过冷却管束将塔内气体冷凝下来形成回流。氨蒸馏塔顶的氨气分两路，一路去氨蒸馏塔顶冷凝冷却器（112-E-204AD）冷却后进入液氨罐（112-D-203），然后在液控（LIC1604-FV1604）下送至液氨储罐（112-D- 204A/B）。另一路直接去液氨储罐（112-D-204A/B），另设一条压力平衡线，连通氨蒸馏塔顶与液氨储罐。液氨罐（112-D-203）分水包内液相送至集油器112-D-206。液氨经储罐大部分作为产品送往罐区，小部分送往氨精制罐和氨结晶器气化后控制其操作温度。为增加抗事故能力,装置内设置了含硫污水事故缓冲储罐（112-T-103A/B），在本装置汽提部分或脱酚装置不能正常操作时，存储含硫污水或去脱酚装置的净化水。为保护设备，在含硫污水-净化水换热器（112-E-101A/B）前注缓蚀剂。1.2.3 设备情况项 目静设备动设备备 注数量（台）6723液氨罐1台，液氨储罐2台1.3 气体脱硫单元1.3.1 地理位置装置位于生产厂区中部，与含硫污水汽提联合布置，北面是煤制氢装置，西侧是第三循环水场、六号变、酚回收装置，南侧是硫磺回收装置，东侧是加氢原料罐区和循环溶剂罐区。脱硫装置占地4200平方米，东西长约105米，南北长约40米。1.3.2 工艺流程来自煤液化装置和膜分离3rd氢、加氢稳定装置、加氢改质装置的低分气，经中压气冷却器冷却至40，分液罐分液后，气体送至中压气脱硫塔的下部。贫胺液（30%MDEA）经中压气脱硫贫液泵升压后打入塔的上部，与中压气在塔内逆流接触。气体中的H2S及部分CO2被胺液吸收并随胺液自塔底流出，净化中压气由塔顶去分胺罐、聚结器沉降分离出携带的液滴后，经压力控制阀送出本装置至轻烃回收装置。来自轻烃回收装置干气，经干气分液罐分离出气体携带的凝液，进入干气脱硫塔下部。贫胺液（30%MDEA）经干气脱硫贫液泵升压、干气脱硫贫液冷却器冷却至40后，打入塔上部，与干气在塔内逆流接触。气体中的H2S及部分CO2被胺液吸收并随胺液自塔底流出，净化干气由塔顶去分胺罐、聚结器沉降分离出携带的液滴后，经压力控制阀送出本装置至燃料气系统。来自轻烃回收装置的液化气送至液化气进料罐，由液化气进料泵抽出送至液化气脱硫塔下部。贫胺液（30%MDEA）经液化气脱硫贫液泵升压、液化气脱硫贫液冷却器冷却至40后打入塔上部。液化气和贫胺液在塔内逆流接触，液化气中的H2S被胺液吸收并随胺液自塔底流出。净化液化气自塔顶去分胺罐、聚结器沉降分离出携带的液滴后，经压力控制阀送出装置。来自硫磺回收装置的富胺液与中压气脱硫塔、干气脱硫塔和液化气脱硫塔塔底流出的富胺液混合，经贫富液预换热器与贫富液换热器壳程出口的贫胺液换热后，进入富液闪蒸罐，在此闪蒸出所携带的烃类。闪蒸后的富液经富液泵升压，与来自溶剂再生塔底的高温贫液在贫富液换热器换热升温后，进入溶剂再生塔进行解吸。再生塔所需热量由塔底重沸器提供，塔底热源为减温减压至0.35 MPa(g)的饱和蒸汽。再生后的贫液由再生塔底泵从再生塔底抽出，经贫富液换热器、贫富液预换热器与富液换热，再分别经贫液空冷器、贫液冷却器冷却至43，送入溶剂贮罐。部分贫液由各贫液泵从贮罐中抽出，分别送至中压气脱硫塔、干气脱硫塔和液化气脱硫塔循环使用。部分贫液则由外送贫液泵抽出送至硫磺回收装置。再生塔顶的酸性气，经再生塔顶空冷器、再生塔顶水冷器冷凝后送至再生塔顶回流罐。罐内液体由再生塔顶回流泵抽出打入塔顶做回流，未冷凝的酸性气由罐顶经压控阀出装置。1.3.3 设备情况项 目静设备动设备备 注数量（台）57221.4 酚回收单元1.4.1 地理位置本装置位于环保装置界区西南侧，联合控制室UCR3及配电室SS06均在污水汽提装置区内。1.4.2 工艺流程本装置工艺分五个部分，即萃取、溶剂和氨的脱除、溶剂的回收、废液系统及溶剂贮存。从氨汽提装置来的含酚污水进入转盘萃取塔（118-C-101）的上部，按照液液萃取原理，在萃取塔内脱酚溶剂二异丙基醚（CH3）2CHOCH（CH3）2与酚水逆流接触把酚水中含有的酚萃取出来。萃取塔(118-C-101)底的稀酚水用萃取塔底部酚水泵（118-P-101A/B）抽出，经酚水换热器（118-E-101AD）预热到86送到水塔（118-C-102）上部，塔底再沸器(118-E-112A/B)用低压蒸汽（0.45MPa）间接加热，将水塔底部温度控制在105。将溶解在稀酚水中的二异丙基醚和氨汽提出来，塔顶汽提出来的65的溶剂蒸汽在水塔顶部冷凝器（118-E-105）中冷凝冷却到35。回收的二异丙基醚送回溶剂循环槽（118-D-101），作为萃取剂循环使用。由于上游氨汽提装置来的酚水中含有一定量的固定氨，因此在该塔底部注入一定量的碱液，将固定氨分解为游离氨，然后由塔的中部侧线抽出来，经冷凝冷却制成510氨水由118-P-107A/B送出界区返回污水汽提装置，塔中部温度控制在98。水塔底部废水经水塔底部酚水泵（118-P-102A/B）、酚水换热器（118-E-101AD）和酚水冷却器（118-E-102AD）冷却到40大部分送生化处理装置进一步处理，少部分作为水塔回流返回塔顶。含酚溶剂萃取物从萃取塔（118-C-101）顶部流入萃取物槽（118-D-102），然后用萃取物泵（118-P-105A/B）经萃取物预热器（118-E-106）及粗酚换热器（118-E-110）预热到75后送入酚塔（118-C-103）中部。酚塔（118-C-103）的主要作用是对萃取物进行蒸馏回收溶剂，并得到产品粗酚。酚塔（118-C-103）底部再沸器（118-E-113）用高压蒸汽间接加热，控制塔底温度205。塔顶汽提出的溶剂蒸汽在萃取物预热器（118-E-106）中部分冷凝，在酚塔顶部冷凝器（118-E-107）中冷凝，最后在酚塔顶部冷却器（118-E-108）冷却到40流入溶剂循环槽（118-D-101），通过酚塔回流泵（118-P-104A/B）从溶剂循环槽中抽出送入酚塔（118-C-103）顶部作为酚塔的回流液。同时，用溶剂循环泵（118-P-103A/B）把溶剂送往萃取塔下部。生产中损失的溶剂，通过溶剂补充泵（118-P-108A/B）从溶剂贮槽（118-D-105A/B）中抽出，并添加到溶剂循环槽（118-D-101）。粗酚从酚塔（118-C-103）塔釜自流进入粗酚换热器（118-E-110），冷却到80进入粗酚槽（118-D-103A/B），经化验合格后再用粗酚泵 (118-P-106A/B)送往罐区。1.4.3 设备情况项 目静设备动设备备 注数量（台）3421溶剂循环槽 1台 溶剂储槽 2台1.5 污水处理场单元1.5.1 地理位置污水处理场位于生产厂区的南部，其东面为罐区；南面为厂围墙；西面为火炬；北面与酚回收、污水汽提装置毗邻。总占地约6公顷。1.5.2 工艺流程污水处理场分三个部分：一为生化处理系统；二为除盐处理系统；三为酸碱站。1.5.2.1 生化处理系统工艺流程分为高浓度污水处理和含油污水处理两个部分。脱酚后污水在污水处理场流程中称为高浓度污水，处理流程为涡凹气浮+匀质罐+3T-AF1生化池+3T-AF2生化池+3T-BAF生化池+粉末活性炭吸附+混凝沉淀+过滤工艺。高浓度污水压力进入涡凹气浮（154-S-101），在进水端投加聚合铝（PAC）及聚丙烯酰胺（PAM），在混合反应设备内与进水充分反应后，进入气浮分离段。气浮出水自流进入高浓度污水生化吸水池（154-T-101），用泵（154-P-101）提升进入5000m3匀质罐（154-D-101），停留时间（考虑一期水量）约20h。匀质罐出水自流进入高浓度污水生化处理系统。生化处理系统设置为厌氧（AF1）、兼氧（AF2）和好氧（BAF）三段，生化池总有效容积为14700m3，水力停留时间为98小时。3T-AF1厌氧生物滤池的主要作用是通过厌氧处理，对污水中的难降解有机物进行酸化水解和甲烷化，提高可生化性，降低污水处理的运行成本。底部设置曝气管供开工期间使用，在正常运行时（水量90m3/h），甲烷气体产生量为172Nm3/h。池顶设置密闭混凝土盖，将甲烷气体收集后送入沼气处理设施焚烧处理。为避免甲烷与空气混合后形成爆炸性气体，平时操作运行时严禁曝气。底部设置排泥管用于排泥及放空。厌氧段出水通过配水槽进入兼氧段。3T-BAF出水回流至3T-AF2，利用进水中的碳源进行反硝化，同时为后段氨氮的硝化提供碱度，减少加碱量，降低运行成本，还可以防止厌氧产生硫化氢气体。3T-AF2池出水自流进入3T-BAF池，通过好氧处理降解污水中的有机物。在进水端需要投加硝化液，投加量按35L/m3水设计。3T-BAF出水经泵（154-P-103）提升回流至3T-AF2之前，作为调试和进水水质较高时的稀释水源。经过生物处理后的出水，进入粉末活性炭吸附池。粉末活性炭先在配炭池中配成悬浮液，通过螺杆泵打入混合池与生物处理后出水充分混合，然后进入吸附池。在吸附池中废水与粉末活性炭充分接触，废水中的COD及其他污染物被活性炭吸附。粉末活性炭吸附池出水进入混凝反应池（154-T-106），在混凝反应池中投加聚合铝（PAC）及阳离子聚丙烯酰胺（PAM）充分混合、反应，出水进入混凝沉淀池（154-T-107），进行泥水分离，去除大部分悬浮物及少量生物处理未能去除的COD，以提高出水效果。混凝沉淀池出水自流至高浓度污水过滤吸水池。混凝沉淀池出水自流至高浓度污水过滤吸水池（154-T-108），由提升泵（154-P-105）加压进入多介质过滤器+生物活性炭设备。经过滤器处理后的出水投加二氧化氯，消毒灭菌后作为循环水场的补充水。通过在线检测仪表检测出水水质，发现水质超标时自动切换进入不合格水排放水池，用泵提升送至渣场蒸发处理。含油污水包括含油污水和生活污水。含油污水经机械格栅后自流进入含油污水吸水池（154-T-201），用潜水泵提升后进入5000m3含油污水调节罐（154-D-201A，154-D-201B）调节罐内设有旋流分离收油器，对含油污水进行初步旋流除油。调节罐出水自流至油水分离器（154-S-201）。油水分离器内设平行波纹板组。当液体流过，油滴被波纹板迅速捕获，即会聚集在波纹板上，并与水分离开来。油水分离器配置有一台油料位探测仪和一台自吸式油料抽吸泵，根据油位计监测油层厚度控制自吸式油料抽吸泵启停，油料抽吸泵启动时将油水分离器中的油提升送入污油脱水罐（154-D-202A，154-D-202B）。油水分离器出水自流进入一级气浮（154-S-202），采用涡凹气浮工艺。在进水端投加聚合铝（PAC）及聚丙烯酰胺（PAM），在混合反应设备内与进水充分反应后，进入气浮分离段。内设有链条式刮沫机，刮除表面浮渣。一级气浮出水自流进入二级气浮（154-S-203），采用部分回流多级溶气释放工艺（DAF）。进水前投加混凝剂聚合铝（PAC）进行破稳凝聚，去除污水中的乳化油和细分散油。低浓度污水经过隔油、两级气浮去除大部分分散油、乳化油及部分COD值。二级气浮出水自流进入一级生化处理（154-T-203），采用A/O生化池工艺。来自全厂系统的生活污水经过机械隔栅后自流至污水处理场内生活污水吸水池（154-T-202），经泵（154-P-202）提升与低浓度污水混合进入A/O生化池，污水先进入缺氧区，然后再进入好氧区，在好氧区出口，含有硝酸盐的混合液部分循环被送至缺氧区入口。出水自流进二次沉淀池（154-T-204）进行泥水分离。二次沉淀池出水自流进入二沉池吸水池（154-T-205），在高浓度污水有处理余量的情况下，经泵（154-P-205）提升至二级生化池（3T-BAF）。生化池（3T-BAF）出水进入低浓度混凝反应、沉淀池（154-T-207、154-T-208），视水质情况调整投加药剂（PAM or PAC+PAM）种类，通过混凝沉淀对废水进一步净化。混凝沉淀池出水自流进含油污水过滤吸水池（154-T-209），由提升泵（154-P-207）加压进入低浓度污水多介质过滤器+生物炭过滤器。经过滤器处理后的出水投加二氧化氯，消毒灭菌后作为循环水场的补充水。通过在线检测仪表检测出水水质，发现水质超标时自动切换进入不合格水排放水池，用泵提升送至渣场蒸发处理。考虑到两级加药，为避免PH值变化幅度过大，在溶气气浮出水口设PH在线监测点，发现PH过低后报警，手动开启加药装置通过投加碱液对废水PH值进行调控。1.5.2.2 除盐处理系统分三部分。分别为含盐污水预处理部分、含盐污水及催化剂废水蒸发部分和催化剂废水结晶部分含盐污水预处理。循环水冷却塔排污水、凝结水处理站中和池废水和经氧化处理的煤制氢气化废水用泵输送到污水场含盐调节罐中，在调节罐三股水进行充分混合均化。经过混合后的废水经泵输送到溶气气浮装置（DAF）前氢氧化钠反应罐，在反应罐之前加三氯化铁、硫酸镁和氢氧化钠。助凝剂反应罐出水进入溶气气浮装置（DAF）对废水进一步处理，主要去除悬浮固体、浮油等。气浮池澄清水一部分被回流泵加压到0.6Mpa，循环到溶气浮压力溶气罐，空气压缩机把压缩空气注入溶气罐中，在溶气罐中使得水中的空气含量为过饱和状态。当含有过量空气的水注入到进料水中之时，空气就呈细小的气泡在气浮中释放出来，在释放过程中粘附水中悬浮固体并将其浮到水面，在水面上浮渣经过刮渣机刮到渣斗后用泵排到污水场生化部分油泥浮渣池。某些比水重的固体就会沉降在DAF装置的底部。底部油泥经刮泥机刮到气浮池中心后经泵输送到污水处理场生化部分剩余污泥池中。溶气气浮澄清水自流进入气浮清水罐，在进罐之前，在清水中加入少量的硫酸将pH值从11降到10以下（9.6-9.9），以保护微滤的膜系统不会发生碱脆现象。气浮清水罐中水经微滤进料泵输送到微滤处理系统。微滤进料泵的出水先经过滤器，以去除400目以上的悬浮固体。从过滤器排出的反冲洗废水收集到污泥清水罐，然后回到调节罐。过滤器出水进入微滤处理装置（MF）， MF装置使用中空纤维膜来去除水中的悬浮物、细菌、囊和微粒。其过滤后产品水进入RO进料罐，产品水SDI小于3。RO进料罐的过滤水经RO进料泵输送至4台保安过滤器，这种过滤器中的筒式滤网为5um。在过滤器之前亚硫酸氢钠以去除预处理工艺中所有残余的氯离子。在过滤器前加入硫酸的目的在于使pH值降到6.5左右以避免RO膜产生结垢现象。加阻垢剂以防止二氧化硅的结垢。在过滤器出口安装电导仪来监视进RO膜的水质。保安过滤器出水经RO高压泵为变频泵输送到RO处理系统。大部分溶解固体颗粒由RO膜系统去除。RO装置大约产生RO渗透液的157m3/hr，用于电厂锅炉给水。产生浓缩液为55 m3/hr进入浓液罐与电站含盐废水进行混合。RO浓液进罐后先经过水引射器，用于回收浓液里的残余能量以达到与电厂废水完全混合。在RO浓液中加入明矾并在罐中混合使得悬浮颗粒变大，从而在沉淀过程中与水中的二氧化硅的一起沉淀。混合后的废水经过浓液输送泵到PP废水沉淀池，在PP沉淀池中，PP废水中所含的悬浮固体以及絮凝的氢氧化铝都会从溶液中沉淀出来，沉淀池上面溢流出来的清水浊度小于5NTU，进入沉淀池清水罐，由此被泵送至蒸发器进料缓冲罐。PP沉淀池产生的污泥将定期输送至污泥浓缩池。污泥浓缩池将收集DAF系统和PP沉淀池的污泥。浓缩后污泥送到污水场生化部分剩余污泥池中。污泥浓缩池上面清水溢流进入污泥浓缩池清水罐，而后水被输送至调节罐进行再处理。含盐废水和催化剂废水蒸发。PP沉淀池清水罐的含盐废水经泵输送到含盐废水缓冲罐，经含盐废水缓冲输送泵送到E-1蒸发器进料罐，在进料罐中加氯化钙、硫酸的阻垢剂并用搅拌器进行搅拌均化。在罐内用酸把PH值调整到大约5.5，调整了PH值的进料用泵输送到板框换热器对进料进行加热，换热器为一开一备，并配备一个就地清洁系统。加热热源来自E-2蒸馏水罐中的蒸馏水。含盐废水在除气器中去除二氧化碳、氧气和其它不凝气体。去除二氧化碳防止碳酸盐结垢。去除氧防腐蚀。经过加热、除氧的进料进入到蒸发器底槽与循环浓盐液进行混合。混合后浓盐液经循环泵循环到蒸发器顶部换热器的配水箱,然后经专利分水器将盐水均匀分布到换热器每个管束内并呈液膜的形态从管束下降到底槽。在换热器管束外面通入由减温减压器来的蒸气，蒸气将其潜热传到管束内的浓盐水中。蒸汽释放潜热后变成冷凝水靠重力流到E-1主冷凝液罐中，然后由主冷凝液泵输送到燃气锅炉回用。管束内浓盐液一部分蒸发产生蒸气，一部分下降到蒸发器底槽与进料混合后再循环。在蒸发器底槽上部的蒸气经除雾器去除蒸汽中固体颗粒，产生高质量蒸气大部分去E-2蒸发器换热器作为热源；一小部分去辅空冷。去E-2蒸发器换热壳程的蒸气和去辅空冷的蒸气冷凝后进入E-2蒸馏水罐，然后用泵输送到E-1板式换热器给E-1进料加热。冷却后蒸馏水去E-1蒸馏水罐，再用蒸馏水输送泵输送到蒸发器产品水罐。产品水用产品水泵输送电站回用。含盐蒸发器产生118m3/hr高质量蒸馏水。同时为维持蒸发器底槽内TDS，需要排放浓盐液为11m3/hr。浓盐液排放到含盐废水浓盐液罐中，然后用泵输送火炬下的含盐浓缩液排放池。含盐蒸发器使用3台盐种循环旋液分离器来回收浓盐液中的盐种。E-1盐种循环泵向盐种分离器输送浓缩含盐废水,并提供正常操作所需的压力。盐种分离器分离出来的盐种回到蒸发器循环泵入口以补充底槽中盐水的盐种；含有较低悬浮固体的液体由分离器上部流出，一部分循环回到蒸发器循环泵入口，一部分送至含盐废水浓液储罐。催化剂废水共103m3/hr，由备煤输送泵直接输送到催化剂废水调节罐，经催化剂废水输送泵送到E-2蒸发器进料罐，在进料罐中加硫酸的阻垢剂并用搅拌器进行搅拌均化。在罐内用酸把PH值调整到大约5.5，调整了PH值的进料用泵输送到板框换热器对进料进行加热。催化剂废水在除气器中去除二氧化碳、氧气和其它不凝气体。去除二氧化碳防止碳酸盐结垢。去除氧防腐蚀。经过加热、除氧的进料进入到蒸发器底槽与循环浓盐液进行混合，为了防止蒸发器中氨的挥发，在浓液中加硫酸将pH调节到大约3-4。混合后浓盐液经循环泵循环到蒸发器顶部换热器的配水箱,然后经专利分水器将盐水均匀分布到换热器每个管束内并呈液膜的形态从管束下降到底槽。在换热器管束外面通入由E-1蒸发器产生的蒸气，蒸气将其潜热传到管束内的浓盐水中。蒸汽释放潜热后变成冷凝水靠重力流到E-2蒸馏水罐中，然后由蒸馏水泵输送到E-1蒸发器换热器加热E-1进料。管束内浓盐液一部分蒸发产生蒸气，一部分下降到蒸发器底槽与进料混合后再循环。在蒸发器底槽上部的蒸气经除雾器去除蒸汽中固体颗粒，产生高质量蒸气大主空冷器进行冷却。冷凝水进入E-2冷凝水罐，然后用泵输送到E-2板式换热器给E-2进料加热。冷却后蒸馏水去E-2冷凝水罐，再用冷凝水输送泵输送到蒸发器产品水罐。产品水用产品水泵输送电站回用。浓盐液排放到催化剂废水浓盐液罐中，然后用泵输送到结晶系统进行处理。催化剂蒸发器使用3台盐种循环旋液分离器来回收浓盐液中的盐种。盐种分离器分离出来的盐种回到蒸发器循环泵入口以补充底槽中盐水的盐种；含有较低悬浮固体的液体由分离器上部流出，一部分循环回到蒸发器循环泵入口，一部分送至催化剂废水浓液储罐。结晶系统工艺。蒸发工序的浓缩液（90左右）进入浓缩结晶罐的上部闪发。蒸发罐内料液温度控制在6065，经加热室加热、蒸发、结晶，无机盐全部以固形物的形式析出，用转料泵将高浓度浆料泵入给料器再到离心机脱水。脱水后的固形物由汽车运出厂外堆埋。离心母液返回浓缩结晶系统，继续蒸发、浓缩、结晶，无母液外排。二次蒸汽经水冷器冷凝，产生的冷凝水可作本系统用水，多余部分接入管网，可供其它系统作生产用水。1.5.2.3 酸碱站工艺流程全厂酸碱站负责向全厂各用户集中供应酸和碱。外购酸、碱由汽车槽车运至污水处理场内酸碱站，酸碱站内设有两座150m3碱储罐、两座50m3盐酸储罐、两座30m3硫酸储罐和10m3卧式压送罐一座，5m3卧式压送罐两座，储罐中的酸碱通过重力自流至压送罐（压送罐设置在地坑中），用脱水后工厂风将压送罐中的酸碱送至全厂各用户。1.5.3 设备情况项目静设备动设备备注数量（台）861922 装置危险性分析2.1 硫磺回收单元2.1.1 主要危险有害因素分布硫磺回收装置的主要原料是酸性气（其中硫化氢含量47.44），燃料气（其中烃类含量是65.7，氢气含量20），中间产物SO2、CO、COS、CS2均属于易燃、易爆、有毒、危险有害物质，其主要危险有害因素分布如表1-1所示。表1-1装置的主要危险有害因素分布装置单元主要危险有害部位危险有害物质主要危险及危害火灾危险性分类制硫部分制硫燃烧炉、制硫余热锅炉H2S、SO2、S、O2、CO2、H2、CO、COS、CS2火灾、爆炸、中毒、高温、烫伤甲酸性气分液罐H2S、NH3、烃类泄漏、中毒甲一二三级冷却器、一级转化器、二级转化器H2S、SO2、S、CO、COS、CS2火灾、泄漏、中毒、烫伤甲尾气部分尾气燃烧炉、高压蒸汽过热器、尾气加热器、SO2、O2、CO2、CO、CH4火灾、爆炸、中毒、高温甲加氢反应器H2、H2S、SO2、火灾、中毒、泄漏、甲尾气分液罐H2S、SO2、S、O2、CO2火灾、中毒、泄漏甲蒸汽发生器、尾气吸收塔、急冷塔H2S、H2、CO2、中毒、泄漏甲2.1.2 主要毒物毒性硫磺回收装置所涉及的主要毒物特性如表1-2所示。表1-2接触主要生产性毒物、急性毒性、侵入途径及毒作用序号毒 物名 称急性毒性侵入途径职业接触限值mg/m3毒 作 用 特 点MACTWAPC-STEL窒息刺激腐蚀灼冻伤1硫化氢强烈神经性毒呼102二氧化碳呼9000180003氨低毒呼、皮20304二氧化硫中刺激呼510注：MAC最高容许浓度 TWA时间加权平均浓度 PC-STEL短时间接触容许浓度2.1.3 硫磺回收装置涉及毒物危害程度分级本装置所接触的生产性毒物危害程度分级见表1-3表1-3毒物危害程度分级级 别毒 物 名 称（高度危害）硫化氢（轻度危害）二氧化硫引自：职业性接触毒物危害程度分级GB 5044-85。 化工行业职业性接触毒物危害程度分级HG24001-96。2.1.4 危害结果接触的主要5种生产性毒物中，对人体健康损害比较严重的有硫化氢，其次是二氧化硫、氨等。毒物危害程度分级中高度危害的毒物有硫化氢；轻度危害的毒物有氨、N-甲基二乙醇胺等。 硫化氢是造成人体危害的最常见的毒物，存在于整个硫磺回收装置中，必须重视预防硫化氢急、慢性中毒。液氨、二氧化硫、N-甲基二乙醇胺等毒物以刺激作用为主，同时也有的具有腐蚀作用或麻醉作用，生产中应采取密闭化、机械化，防止泄漏，必要时采取机械通风措施；如进入可能泄漏作业场所，要配戴个体防护用品，加强作业场所毒物监测，定期进行作业人员健康检查。6212.2 含硫污水汽提单元2.2.1 主要危险有害因素分布含硫污水汽提装置的主要原料是含硫污水其中含有大量的硫化氢、氨，另外还有轻质油和酚等，最终产物硫化氢、液氨、稀酚水。其中硫化氢属于易燃、易爆、有毒、危险有害物质，轻质油属于易燃、易爆、危险有害物质，氨和酚属于其主要危险有害因素分布如表2-1所示。表2-1装置的主要危险有害因素分布装置单元主要危险有害部位危险有害物质主要危险、危害火灾危险性分类 汽提部分含硫污水脱气罐气体、H2S、氨、含硫污水爆炸、火灾、中毒甲DYF-100A型油水分离器、集油器、含硫污水储罐气体、污油、H2S、氨、含硫污水爆炸、火灾、中毒甲脱H2S塔、脱NH3塔气体、H2S、氨、含硫污水爆炸、火灾、中毒甲精制部分氨水吸收塔、氨蒸馏塔液氨罐、液氨储罐H2S、NH3泄漏、灼冻伤甲2.2.2 主要毒物毒性含硫污水汽提装置所涉及的主要毒物特性如表2-2所示。表2-2接触主要生产性毒物、急性毒性、侵入途径及毒作用序号毒 物名 称急性毒性侵入途径职业接触限值mg/m3毒 作 用 特 点MACTWAPC-STEL窒息刺激腐蚀灼冻伤1硫化氢强烈神经性毒呼102氨低毒呼、皮2030注：MAC最高容许浓度 TWA时间加权平均浓度 PC-STEL短时间接触容许浓度2.2.3 含硫污水汽提装置涉及毒物危害程度分级本装置所接触的生产性毒物危害程度分级见表2-3。表2-3毒物危害程度分级级 别毒 物 名 称（高度危害）硫化氢（轻度危害）氨引自：职业性接触毒物危害程度分级GB 5044-85。 化工行业职业性接触毒物危害程度分级HG24001-96。2.2.4 危害结果接触的主要2种生产性毒物中，对人体健康损害比较严重的有硫化氢，其次是氨。毒物危害程度分级中高度危害的毒物有硫化氢；轻度危害的毒物有氨。 硫化氢是造成人体危害的最常见的毒物，主要存在于脱气罐、含硫污水储罐、脱H2S塔中，必须重视预防硫化氢急、慢性中毒。液氨以刺激作用为主，同时也有的具有腐蚀作用或麻醉作用，生产中应采取密闭化、机械化，防止