HAZOP分析报告模板

1、xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目HAZOP分析报告青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司2014年8月4日xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目HAZOP分析报告HAZOP委托单位：xxxxxxxx有限公司HAZOP组织单位：青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司职责姓名签名分析项目组长：酒江波分析报告编写：周超分析报告审核：路帅分析报告定稿：酒江波编制单位： 青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司报告出版日期： 年 月 日公司液化气综合利用项目HAZOP分析报告目 录1 前 言.42 总 则.52.1 HAZOP分析目的52.2 HAZOP分析依据的图纸52.3 HAZOP分析依据的

2、资料52.4 HAZOP分析的基本流程63 建设项目概况83.1建设单位简介83.2项目基本情况简介93.3装置主要工艺流程介绍103.4 项目主要原辅材料和产品243.5 主要操作条件274 HAZOP分析工作介绍.304.1 HAZOP分析方法介绍304.2 HAZOP小组的组成314.3 HAZOP的范围315 HAZOP分析成果.375.1 HAZOP分析成果375.2 HAZOP建议措施列举375.3 HAZOP分析记录表42附图 节点划分图.1031 前 言为了更好的实现项目的本质安全，减少生产过程中可能存在的危害因素，降低装置内各类风险的级别，合理分配安全资金投入等目的，xxxx

3、xxxx有限公司聘请青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司对于其新建的液化气综合利用项目开展HAZOP（危险和可操作性）分析工作。本次HAZOP小组由青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司的分析师、xxxxxxxx有限公司现场技术人员组成，HAZOP小组leader和秘书均由青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司技术人员承担。HAZOP分析与研究主要针对研究范围内各参数偏差产生的原因、可能导致的后果及已采用的安全措施，对偏差产生的风险进行了分析，并对部分引起较大风险并且控制措施不足的偏差提出了进一步削减风险的措施。xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目HAZOP分析与研究工作能够顺利完成并取得良

4、好效果，得益于业主单位和本项目设计单位相关技术人员的大力支持与配合。在此，一并表示诚挚的感谢！2 总 则2.1 HAZOP分析目的本次 HAZOP分析的主要目包括：识别装置中可能存在的设计缺陷、设备故障、作业过程中的人员失误等可能带来的各种后果；对HAZOP分析辨识的所有风险进行已有保护措施削减后的最终风险等级评定；提出控制或降低风险以及改善工艺系统可操作性的措施，从而防止事故的发生或减小事故可能的后果。2.2 HAZOP分析依据的图纸本次HAZOP分析依据的图纸为xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目详细设计阶段的P&ID流程图xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目工艺管道及仪表流程

5、图。2.3 HAZOP分析依据的资料本次HAZOP分析所依据的资料均为xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目详细设计阶段的相关设计文件和资料，主要包括：（1）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目工艺管道及仪表流程图；（2）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目物料流程图；（3）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目安全设施设计专篇；（4）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目管道汇总表；（5）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目设备汇总表；（6）xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目总平面布置图。2.4 HAZOP分析的基本流程确定分析范围解释总体流程检查并赞同

6、设计意图选择节点选择参数选择引导词对所选择参数使用引导词，得到偏差说明分析产生的原因、结果、已有措施，风险等级评估，提出建议措施。偏差是否可信是否得到所选参数的引导词偏差所有引导词是否都用于所选参数是否所有节点都已分析分析结束是否所有参数都已分析编制HAZOP分析报告图2.4-1 HAZOP分析流程3 建设项目概况3.1建设单位简介xxxxxxxx有限公司成立于2009年8月，是高新技术股份合作制公司。公司座落于东营市广饶县滨海高效产业区内，占地面积为198000平方米，现公司拥有员工230余人，专业技术人员54余人，注册资金五千万元，其管理力量及技术实力颇为雄厚，具有广阔的发展前景。公司致力

7、于液化气领域的新技术、新产品和新应用的研究开发与创新，不断开拓新的领域和市场，竭诚为客户提供优质产品和技术服务，不断提高现代企业管理水平、研发水平和生产装备水平，并不断扩大生产规模。现在公司拥有一套10万吨/年碳四深加工装置，由于公司目前液化气芳构化生产装置受轻芳烃产品及液化气价格影响，呈现效益降低甚至亏损现象，为打破目前经济效益低下的局面，根据目前可采购液化气组成，并结合先进生产技术，采用液化气烯烃异构化，转化为高异丁烯含量液化气，进一步通过醚化装置生产MTBE的工艺生产技术，以MTBE为主要目标产品，从而使公司的生产效益和社会效益得到改善。公司现劳动定员230余人，设有安全生产领导小组，配

8、备有2名专职安全生产管理人员，主要负责人和安全管理人员均取得安全管理资格证。目前厂内只有一套10万吨/年碳四深加工生产装置及配套的产品罐区、碳四储罐区、汽车装卸区、空压站、循环水系统、控制室、配电室、消防水系统、锅炉房。该装置安全设施于2011年9月完成竣工验收，并取得安全生产许可证。3.2项目基本情况简介本项目新建4套主体生产装置和相关的储运及公用辅助设施，主体生产装置包括原料预处理装置（包括甲醇制氢单元和加氢单元）、20万吨/年异辛烷装置、3万吨/年叔丁醇装置、10万吨/年MTBE装置，具体建设内容列于表3.2-1中。表3.2-1 主要建设内容及依托内容一览表项目名称建设/依托内容备注依托

9、主体项目20万吨/年异辛烷装置新建3万吨/年叔丁醇装置新建10万吨/年MTBE异构&醚化装置新建原料预处理装置新建，包括甲醇制氢单元和加氢单元公辅工程罐区新建，包括原料罐区（4台3000m3球罐、12台1000m3 球罐）和产品罐区（6台3000m3立式内浮顶罐、5台2000m3立式内浮顶罐以及2台500m3立式内浮顶罐），并在原有卧罐区增加3台200m卧式碳四液化气储罐。部分依托原有4500m3内浮顶罐循环水系统新建，4800m3/h锅炉房厂房利旧，新增1台25吨/小时燃煤蒸汽锅炉部分依托原有10t/h蒸汽锅炉导热油炉房新建，内设1台YLW-19000MA型燃煤导热油炉消防水系统新增消防水罐

10、3000m3两台以及一座消防水泵房，内设一台250L/S的消防水泵和一台柴电发电机。部分依托原有两台消防水罐3000m3以及原有消防水泵房空压机房厂房利旧，新增一台1668Nm3/h螺杆式空压机、一台400Nm3/h制氮机以及一台20 m3空气储罐部分依托原有两台空压机及一台制氮机控制室新建变配电室两座，新建事故池新建，22m22m1.8m部分依托原有10m26m1.3m事故水池污水处理池新建，871.2m3地面火炬新建甲A类汽车装卸车区新建4个液化气卸车鹤位，2个液化气汽车装车鹤位甲B类汽车装车区新建4个油品装车鹤位3.3装置主要工艺流程介绍3.3.1 叔丁醇装置工艺流程该工艺包括：原料处理

11、、水合反应器、TBA提浓塔、TBA精制塔。1、原料处理部分原料加氢精制的目的是通过加氢脱除原料中的丁二烯，加氢反应是放热反应。因为丁二烯是烷基化反应中主要的有害杂质，在烷基化反应过程中，丁二烯会生成多支链的聚合物，使产品干点升高，酸耗加大。脱除原料中的丁二烯采用选择性加氢技术，该技术已在国内多套烷基化装置上应用，为国内成熟技术。随混合碳四带入的硫化物是使催化剂失活的有害杂质。催化剂失活后可用热氢气吹扫使其活化。原料自罐区经进料泵进入碳四分离塔，脱离了重组分的碳四由塔顶经冷凝器冷凝后进入碳四回流罐，一部分打回流，一部分进加氢装置。碳四塔底重组分自压到碳五分离塔进料。碳五塔顶出成品碳五由碳五回流泵

12、采出装置，碳五塔底重组分经冷凝器冷却后自压到罐区。碳四馏分由加氢反应器进料泵抽出经反应器进料换热器换热，加热到反应温度后进入加氢反应器，碳四馏分从加氢反应器底部进入反应器床层与氢气在催化剂的作用下反应。反应后的碳四馏分从加氢反应器顶部出来，作（TBA）叔丁醇原料使用。碳四馏分经加氢精制后，丁二烯含量100ppm，二甲醚100ppm。2、水合反应混合碳四中的异丁烯和水在阳离子交换树脂的作用下，反应生成叔丁醇（TBA）。该反应在液相中进行，属放热反应。TBA合成反应器为逆流床，来自罐区的碳四组分预热到一定温度后从反应器下部进料，来自管网的去离子水预热到一定温度后从反应器上部进料，水为连续相，碳四为

13、分散相，两相逆流操作，控制反应器的压力、水烃比及水的界位，在催化剂的作用下，碳四中的异丁烯与水反应生成TBA，反应后的剩余碳四从反应器顶部排出进缓冲罐，然后，根据现场情况，送至异构化装置；含TBA的水溶液从反应器底部排出进TBA提浓塔。3、TBA提浓进入TBA提浓塔的稀醇水，通过共沸精馏，提浓至85%的TBA从塔顶排出，进入TBA精制塔，脱醇水从提浓塔塔底排出，经树脂处理后返回至水合反应器循环使用。4、TBA精制来自提浓塔的85%TBA进入TBA精制塔，以正己烷为共沸剂，采用三元共沸技术，将TBA的纯度由85%精制到99.5%；无水TBA由塔底排出直接进罐区产品TBA罐；剩余的含醇水溶液返回至

14、提浓塔。3.3.2 MTBE异构&醚化装置工艺流程装置主要包括原料预处理单元、异构化单元和MTBE单元，当采用裂解碳四作为装置原料时，裂解碳四通过预处理单元脱除碳三、碳五以上组分即可达到异构化反应原料要求，直接送至异构化单元。1、碳四预处理单元1）原料脱碳四部分原料裂解碳四由P-601泵及流量调节计量后，进入脱碳四塔C-601，通蒸汽进塔底再沸器进行加热，蒸汽量由灵敏点温度控制。原料中的碳四轻组分从塔顶排出，经冷凝器E-601进回流罐V-601，再经回流泵P-602增压后，一部分经计量后返回C-601塔作回流液，一部分通过加氢进料泵进加氢反应器R-601；C-601塔顶压力控制在0.6MPa（

15、表）。塔底出料由塔釜液位控制，碳五、碳六等组分从塔底排出，进碳五分离塔。2）加氢部分进入反应器R-601的氢气流量、碳四流量及入口温度必须严格控制，氢气与碳四二烯烃的比例为34：1（mol/mol）。在加氢催化剂的作用下，碳四中的丁二烯转化为相应的正丁烯；反应后的物料经循环冷却器E-604冷却后进入第一加氢液罐V-602，V-602液位控制在1/22/3。加氢反应为强放热反应，利用加氢循环泵P-604将反应后的物料按一定比例返回至反应器入口以控制反应温度，预加氢后碳四进第二加氢反应器R-602。加氢过程所用的氢气来自甲醇制氢系统，氢气压力为1.52.0MPa，未加氢的氢气及新鲜氢气进入氢气缓冲

16、罐V-604，再由压缩机K-601压缩后，经循环轻缓冲罐V-605缓冲后分别进反应器R-601和R-602。3）碳四脱除碳三和碳五分离部分加氢后的混合碳四经P-605进入脱碳三塔C-602，通蒸汽进塔再沸器E-607进行加热，蒸汽量由灵敏点温度控制。原料中的碳三轻组分从塔顶排出，经冷凝器E-608进回流罐V-605，再经回流泵P-606增压后，一部分经计量后返回C-602塔作回流液，控制V-605液位在1/22/3，其余碳三进罐区。C-602塔顶压力控制在1.01.5MPa（表）。塔底出料由塔底液位控制，碳四馏分从塔底排出，经冷却器E-609冷却后进异构化单元。来自C-601塔底的碳五重组分进

17、入碳五分离塔C-603，塔釜加热蒸气流量由灵敏点温度控制。碳五由塔顶采出，经冷凝器E-611进回流罐V-606，再经回流泵P-607增压后，一部分经计量后返回C-603塔作回流液，其余碳五出装置进罐区。控制V-606液位在1/22/3，C-603塔顶压力控制在0.20.3MPa（表）。塔底出料由塔底液位控制，碳六等重组分从塔底排出，出装置进罐区。2、异构化单元1）反应部分原料液化气经过异构碳四进料泵（P-301）升压后进入原料汽化器（E-302），以丁烯脱重塔（C-302）塔顶气作为汽化热源使碳四进料全部汽化，汽化后原料进一步与反应产物进行换热以回收热能，最后进入异构加热炉（F-301）加热至

18、反应温度进入异构化反应器（R-301）进行异构化反应使液化气中的正构碳四烯烃、顺反碳四烯烃异构化为异丁烯。反应产物依次通过第二异构换热器（E-304）、第一异构换热器（E-303B）、异构产物空冷器（A-301）换热、冷却后进入异构缓冲罐（D-303），进入分离部分。2）分离部分异构缓冲罐的气相部分通过异构压缩机（K-302）升压后冷凝，与液相部分一起通过异构产物泵（P-303）升压后送入丁烯脱轻塔（C-301）脱除轻组分，丁烯脱轻塔顶气相通过丁烯脱轻塔冷凝器（E-308）冷凝后进入丁烯脱轻塔回流罐（D-306），一部分作为塔顶回流返回丁烯脱轻塔塔顶，另一部分泵送出装置。塔底物料一部分通过丁烯

19、脱轻塔再沸器（E-307）加热返回塔内作为热源，另一部分自压至丁烯脱重塔（C-302）脱除重组分。自丁烯脱轻塔来的反应产物进入丁烯脱重塔中部，塔顶气相首先通过原料汽化器（E-302）作为汽化器热源，再经过丁烯脱重塔冷凝器（E-310A/B）冷却后进入丁烯脱重塔回流罐（D-307），回流罐液相经过丁烯脱重塔回流泵升压后分两部分，一部分作为脱重塔顶回流液返回塔顶，另一部分送至MTBE单元。3、MTBE单元1）反应部分自异构化单元来的碳四组分进入醚化碳四球罐（101108）经过醚化碳四进料泵（P-401）升压与装置外来甲醇按比例混合，经混合器（H-301）与循环碳四组分一起通过醚化预热器（E-401

20、）加热至反应温度后送入第一醚化反应器（R-401）发生醚化反应生成MTBE，反应产物分两路，一路经过醚化外循环泵（P-403）加压后返回循环使用，另一路经过醚化中间冷却器（E-403）冷却至反应温度进入第二醚化反应器（R-402）进行反应，使总异丁烯转化率达到9095%，反应产物经过催化蒸馏塔进料预热器（E-411）与MTBE 产品换热后进入催化蒸馏塔（C-401）。在催化蒸馏塔内进行MTBE分离及未转化异丁烯的进一步醚化反应，以使异丁烯的总转化率达到99%以上，催化蒸馏塔顶气相经过催化蒸馏塔冷凝器（E-404）冷却后进入催化蒸馏塔回流罐（D-402），经过催化蒸馏塔回流泵升压后分两路，一路作

21、为塔顶回流返回催化蒸馏塔，另一路进入甲醇萃取塔（C-402）脱除液化气组分中的甲醇。塔底物料一部分经过催化蒸馏塔再沸器（E-405）加热后返回塔底作为热源，另一路经过催化蒸馏塔进料预热器和MTBE冷却器（E-406）换热冷却后作为产品送至罐区。2）甲醇回收部分自反应部分来的含醇液化气进入甲醇萃取塔（C-402）与工艺水逆流接触后脱除甲醇，塔顶液化气分两路，一路作为循环物料返回丁烯缓冲罐作为反应组分循环使用，另一部作为副产品送出装置。塔底含醇水在萃取水换热器（E-409）内与萃取水换热后进入甲醇回收塔（C-403）进行甲醇回收。塔顶气相经过甲醇回收塔冷凝器（E-407）冷却后进入甲醇回收塔回流罐

22、（D-403），液相经过甲醇回收塔回流泵（P-405）升压后分两路，一路作为塔顶回流返回甲醇回收塔，另一路作为甲醇原料返回醚化单元循环使用。塔底物料一部分经过甲醇回收塔再沸器（E-408）加热后返回塔底部，另一部分通过萃取水换热器降温后由萃取水泵（P-406）升压，再通过萃取水冷却器（E-410）冷却后返回甲醇萃取塔循环使用。3.3.3 异辛烷装置工艺流程异辛烷装置由原料处理部分、反应部分、制冷部分、流出物处理部分、分馏部分、酸碱系统和放空系统组成。1、原料处理部分原料加氢精制的目的是通过加氢脱除原料中的丁二烯，加氢反应是放热反应。因为丁二烯是烷基化反应中主要的有害杂质，在烷基化反应过程中，丁

23、二烯会生成多支链的聚合物，使产品干点升高，酸耗加大。脱除原料中的丁二烯采用选择性加氢技术，该技术已在国内多套烷基化装置上应用，为国内成熟技术。随混合碳四带入的硫化物是使催化剂失活的有害杂质。催化剂失活后可用热氢气吹扫使其活化。原料自罐区经进料泵进入碳四分离塔，脱离了重组分的碳四由塔顶经冷凝器冷凝后进入碳四回流罐，一部分打回流，一部分进加氢装置。碳四塔底重组分自压到碳五分离塔进料。碳五塔顶出成品碳五由碳五回流泵采出装置，碳五塔底重组分经冷凝器冷却后自压到罐区。碳四馏分由加氢反应器进料泵抽出经反应器进料换热器换热，加热到反应温度后进入加氢反应器，碳四馏分从加氢反应器底部进入反应器床层与氢气在催化剂

24、的作用下反应。反应后的碳四馏分从加氢反应器顶部出来，经加氢外采泵采至罐区加氢反应后的碳四馏分从罐区经进料泵，进入脱轻烃塔。脱轻烃塔的任务是脱去碳四馏分中的碳三以下的轻组分，同时将二甲醚脱除。脱轻烃塔是精密分馏的板式塔，塔顶压力控制在1.7MPa（G）。塔顶排出的轻组分经脱轻烃塔顶冷凝器冷凝冷却后，进入脱轻烃塔回流罐。不凝气经罐顶压控阀后进入全厂燃料气管网。冷凝液由脱轻烃塔回流泵抽出，一部分做为顶回流，另一部分作为剩余碳四送出装置。塔底抽出的碳四馏分与原料换热后再经碳四馏分冷却器冷至40进入烷基化部分。塔底重沸器导热油加热，反应器进料加热器使用蒸汽加热。碳四馏分经加氢精制后，丁二烯含量100pp

25、m，二甲醚100ppm。2、反应部分烯烃与异丁烷的反应，主要是在硫酸催化剂的存在下，二者通过某些中间反应生成汽油馏份的过程。从脱轻烃塔来的碳四馏分与脱异丁烷塔顶过来的循环异丁烷混合后，与反应器净流出物在进料-流出物换热器中换冷至约13.5，产生的游离水经原料脱水器分出，从而使该物流中的游离水含量降至10ppm（w）以下。然后，该物流再与循环冷剂直接混合并使温度降低至约3.5进入反应器。烯烃和异丁烷进料与循环的异丁烷和冷剂一起进入四台并联的反应器，在反应器中以浓硫酸做催化剂，发生烯烃与异丁烷之间的烷基化反应。每台反应器都有一个搅拌器，以使浓硫酸与烯烃在搅拌桨的作用下充分混合产生乳化，并在反应器内

26、循环。从反应器中引出反应完全的酸烃乳化液，直接进入酸沉降器，以使烃类与硫酸分离。乳化液的密度小，自酸沉降器返回的酸的密度大，两者之间存在密度差，另外，由于酸沉降器位置高于反应器，密度大的酸靠重力作用流回反应器，而密度小的乳化液则向上流动进入酸沉降器。靠密度差进行酸烃两相的沉降分离。酸相流回反应器循环使用，烃相物流经减压控制阀后造成低温、低压，这路冷流体被用作冷剂，流经反应器管束，以除去烷基化反应热。换热后，汽液相的温度约0.8，进入缓冲闪蒸罐。缓冲闪蒸罐是一个带隔板，并有共同分离空间的卧式容器，隔板一侧为流出物冷剂的气液分离物（-0.46），另一侧为异丁烷冷剂（-8）。整个缓冲罐的操作压力为0

27、.012MPa（G）。为了便于观察，缓冲闪蒸罐有一个分酸斗放在地面上，可借助分酸斗上的液面计观察酸烃界面。正常情况下，分酸斗内的酸位很低，一旦反应器管束发生泄漏，分酸斗内将发现大量硫酸。98%的浓硫酸先进入流出物处理部分酸洗沉降器洗涤反应流出物，然后连续进入一级反应器。溶于反应流出物中的酸溶性油，经酸洗沉降器酸洗后带入反应器，在反应条件下再还原为烃类和酸。浓度约94%的废硫酸连续地从一级酸沉降器放出，并进入二级反应器，由二级酸沉降器连续放出的废酸浓度约90%，排放至酸放空罐，其温度为7。自缓冲闪蒸罐来的反应流出物在进料-流出物换热器中与新鲜进料和循环异丁烷换热升温到29，进入流出物处理部分的酸

28、洗沉降器。反应流出物在缓冲闪蒸罐分出的汽相，去制冷压缩机系统。流出物液相和循环冷剂异丁烷在罐内有足够的汽相空间，以防止汽相中的雾沫夹带。3、制冷部分反应器的进料温度，要求冷到3.5，这一要求是由在反应进料中混入低温循环冷剂来实现的，为此要设计一套制冷系统来满足这一要求。缓冲闪蒸罐汽相空间的平衡蒸汽，由挡板两侧汇集到气体出口管，进入制冷压缩机入口，考虑到设备之间有一定距离，为了保护压缩机，使之不带入管线中的油气冷凝液，在压缩机入口前设有压缩机入口分液罐。制冷压缩机为中间加气式四级离心压缩机，由电机驱动。压缩机的入口压力会影响冷剂的温度并进一步影响到反应温度。因此，采用压控方法消除入口压力波动，即

29、将压缩机的出口气体，经反喘振管线循环回到入口侧。由二级节能罐进入缓冲闪蒸罐的液体经过闪蒸，可以冷却循环的热气体。而压缩机入口温度，可用冷剂支管上的温控阀迅速冷却返回入口侧的热气体的方法控制。压缩机设有四级反喘振保护系统，第一级的保护原理是：一旦压缩机入口流量接近喘振点，便由低流量选择器和流控阀的作用，很快打开调节阀，使反喘振回路立即启用；第二级防喘振系统，监测二级节能罐返回压缩机的流量与第一级流量的总和，为防止喘振，压缩机的出口气体，可以经调节阀直接减压进二级节能罐，再循环回到压缩机的第二级叶轮入口。同样，通过压缩机出口管线上的流控阀，将出口热气体流经一级节能罐，使气体降温后进入压缩机第三级叶

30、轮进口，可保护压缩机第三和第四级叶轮，避免喘振。二、三级旁路热气流，都在返回压缩机前与一、二级节能罐进料气流混合，使热气流冷却到必要的温度。压缩机的排出气体，在冷剂冷凝器中全部冷凝并收集在冷剂缓冲罐中。冷剂缓冲罐的压力由压控阀控制，低压时由冷剂冷凝器旁路气体补充压力；高压时打开去火炬系统调节阀泄压，放出不凝气。缓冲罐轻烃减压，去两级节能罐。节能罐使一部分气体，不必经压缩机出口压力而膨胀到入口压力，从而节省了压缩功。两级节能罐的闪蒸气体均返回压缩机，而一级节能罐的液态烃进入二级节能罐，从二级节能罐底部出来的轻烃进入压缩机入口缓冲闪蒸罐中冷剂侧。各段闪蒸的综合效果，视冷剂降温到需要的程度而分别以汽

31、相或液相的方式返回到压缩机和反应器，从而实现了冷剂的循环。4、流出物处理部分从酸沉降器出来的反应流出物中，含有少量夹带的酸和硫酸与烯烃反应生成的中性硫酸酯。这些酯类如不脱除，将在高温条件下在脱异丁烷塔内分解放出SO2，若遇到水份后，会对脱异丁烷塔顶系统造成严重的腐蚀。此外，硫酸酯还会使脱异丁烷塔底重沸器结垢。因此该部分将解决脱硫酸酯的问题。（1）酸洗系统硫酸流经以下设备：混合喷射器，静态混合器和酸洗沉降罐。流出物由缓冲闪蒸罐，经泵送往进料-流出物换热器向进料提供冷量后升温到29，进入酸洗系统。首先与循环酸和补充新酸在混合喷射器内混合。循环酸量为流出物的20%（v），新鲜酸补充量取决于反应器需要

32、。混合喷射器安装位置低于酸洗沉降器，以形成没有酸泵的酸循环。在混合喷射器后安装静态混合器，以强化物流进入酸洗沉降器之前的进一步混合。流出物与酸在沉降器内分离，从沉降器底部放出酸和被溶解了的硫酸酯，被送回一级反应器，流出物在沉降器的上部。（2）碱洗系统热碱水洗系统的作用是去除残余酯和夹带酸的再精制过程。有以下主要设备：静态混合器、碱洗沉降器、碱水异辛烷换热器、碱洗循环泵和碱液补充泵。从酸洗系统来的流出物，与热碱水在静态混合器中充分混合，49的烃碱混合物直接进入碱洗沉降器内进行分离。含硫酸盐的水溶液，用碱洗循环泵从碱洗沉降器底部抽出，送回静态混合器。（在碱水异辛烷换热器中，被脱异丁烷塔底产品加热，

33、换热温度要求碱洗后流出物温度达到49）。补充10%的新鲜碱液，维持循环碱水的pH值达到8-10。来自碱洗沉降器顶部的精制流出物被脱异丁烷塔底产品加热后进入脱异丁烷塔。由于烃流出物要饱和部分水分，有必要向碱洗系统补水。但水也稀释了碱洗溶液的浓度。因此，循环使用的废碱水中硫酸盐的含量不会增加太多，可以维持大约5000毫克/升左右。选择49的碱洗温度是为了破坏残留的硫酸酯。温度太低，不利于酸酯水解；温度太高，流出物会携带较多的水进入脱异丁烷塔，对塔的操作和腐蚀会带来不利的影响。5、分馏部分经酸、碱洗后，携带饱和水分的精制流出物进入脱异丁烷塔，塔顶气体经冷凝后进入回流罐，由回流泵抽出，一部分返回塔顶作

34、为回流，一部分经循环异丁烷冷却器冷却到40循环回反应部分，以保证反应器总进料中适当的异丁烷和烯烃比例，多余的异丁烷送出装置。塔底丁烷和烷基化油自压进入正丁烷塔。在汽提段有卧式热虹吸式重沸器，采用导热油加热。正丁烷塔顶蒸出的正丁烷经塔顶冷凝器冷凝后进入塔顶回流罐。冷凝液经回流泵升压后，一部分返回塔顶作为回流，另一部分经冷却器冷却到40后出装置。塔底异辛烷产品，经脱异丁烷塔进料-塔底产品换热器、碱水-异辛烷换热器与塔进料和循环碱液换热，再经异辛烷冷却器冷却到40后，经泵送出装置。6、酸、碱系统及放空系统这部分系统包括：酸碱贮罐、放空分液罐和酸性水中和池。（1）酸贮罐及酸放空系统由于烷基化过程采用9

35、8%到90%的硫酸作为反应催化剂和流出物精制剂，因此设置该系统就是为了避免伤害，以确保安全生产和排放含酸物流。新鲜酸罐容量500m3：用以接收装置外送来的新鲜硫酸，罐内以氮气覆盖，防止空气中的水分进入罐内造成酸的稀释和设备腐蚀。在生产时，用新酸泵向反应部分送酸。酸放空罐：酸沉降器中含有和携带烃类的废酸在酸放空罐闪蒸。沉降分出的上层轻烃，翻越内挡板并由泵送回反应器，闪蒸出的油气在经放空分液罐放到火炬总管之前，要经过酸性气碱洗罐。废酸用泵送往废酸贮罐。酸放空罐的另一作用是对酸性放空介质起到泄压作用，经酸性介质放空总管，气、液含酸介质进入酸放空罐分出酸后放空和废酸放空时同样的方式处理。酸放空罐还可以

36、当酸贮罐用。其容积足以存放一个反应器内酸加上高0.9米的酸沉降器液位的酸。它也可以供管线和仪表作间断放空用。酸性气碱洗罐：作用是处理来自酸放空罐的油气，防止直接进入火炬系统造成腐蚀问题。该设备为一立式罐，内装50mm陶瓷拉西环填料并充满碱液。酸性气从填料段下部进入，向上流经碱液后被中和。间断补充新鲜水到酸性气碱洗罐，以补偿由于放空气体饱和水分后的碱洗系统水损失。（2）碱系统异辛烷装置使用10%NaOH碱液处理反应流出物，碱洗酸性气并中和酸性废水。新鲜碱由碱储罐用泵连续送往精制部分和间断送往酸性气碱洗罐。需要时靠位差自流入酸性水中和池。废碱贮罐容量50m3：从碱洗沉降器连续接收，从酸性气碱洗罐间

37、断接收废碱。（3）放空分液罐放空分液罐接收下列放空总管来的物流：非酸性放空介质，收集液相放空介质和气相放空管放出的冷凝液。酸性介质放空总管介质：含硫介质先经酸放空罐，脱除酸性冷凝液。从酸放空罐出来的气体再经酸性气体碱洗罐，用碱液将酸性气中和后排往放空分液罐。因此，放空分液罐将不会受到酸腐蚀。该罐内设导热油管，以防止罐内低温结冰。（4）酸性水中和池收集从反应部分、流出物处理部分排放的自流酸性污水。池内的酸性水同来自碱洗沉降器、酸性气碱洗罐的废碱水以及来自新鲜碱罐的10%碱液加以中和。新鲜碱量由池内pH计控制。池内有两个搅拌混合器并用新鲜水稀释池水。中和后的污水用泵从池中抽出进入含油污水处理系统。

38、3.3.4 甲醇制氢装置部分甲醇分解制氢装置包括甲醇分解、转化和变压吸附两大部分。1、甲醇分解部分来自甲醇计量罐（V0101）的甲醇经流量计（FIT0101）、调节阀（FV0101）、甲醇缓冲器（XV0102A）进入混合器（XV0101），在混合器（XV0101）内与来自原料液贮罐（V0103）的脱盐水进行混合，再由原料液计量泵（P0101A 或P0101B）加压后经原料液缓冲器（XV0102B）、流量计（FIT0102）送入螺旋板换热器（E0103），在螺旋板换热器（E0103）中原料液与分解气进行热交换温度升高，然后进入汽化器（E0101）升温、汽化，再经过热器（E0102）使原料气进一步

39、升温并过热；过热的原料气进入反应器（R0101），反应器（R0101）内装填催化剂，原料气在催化剂的作用下发生分解、变换反应生成氢气和二氧化碳，分解和变换反应。从反应器（R0101）出来的分解气在螺旋板换热器（E0103）中与原料液进行换热降温，然后经冷却器（E0104）冷却，冷凝出未反应的甲醇和水，冷凝下来的甲醇和水随分解气进入水洗塔（T0101）。脱盐水贮罐（V0102）中的脱盐水由脱盐水计量泵（P0102A或P0102B）送入水洗塔（T0101）将分解气洗涤，洗出残留的微量甲醇和其它微量杂质，洗涤后的分解气经分解气缓冲罐（V0104）送入氢气提纯装置（变压吸附装置）得到较高纯度的氢气，洗

40、涤用水、洗涤下来的微量甲醇及由冷却器过来的液态水和甲醇经调节阀LV0101进入原料液贮罐（V0103）。原料液的升温与蒸发需要热量，原料气的反应也需要热量，本装置提供一台燃煤导热油炉不断地将热量经导热油提供给汽化器（E0101）、过热器（E0102）和反应器（R0101）。2、变压吸附净化部分经冷却、洗涤、分离后的甲醇分解气进入有数台并列操作的吸附器和一系列程序控制法构成的变压吸附系统。每个吸附器内装填有吸附材料，其中一台吸附器通过原料气时，原料气中的杂质组分吸附剂吸附而获得高纯度的氢气。同时其它吸附器处于吸附床再生的不同阶段。各台吸附器定时切换，交替吸附和再生，使原料气不断输入，产品氢气不断

41、输出。吸附塔的再生包括均压降、逆降、冲洗三个状态。均压是指处于降压再生状态的吸附塔将吸附塔内的气体均给处于预升压状态且压力比其低的吸附塔，这样可以有效的利用吸附塔内的余气，避免将其排出系统，造成浪费，提高回收率，均压降可根据需要调整为二次或三次均压；逆降是指处于降压再生状态的吸附塔，当其压力为所有吸附塔中最低压力时，不能再给其他吸附塔匀气，则将这部分剩余气体直接排出吸附塔；冲洗是指用产品气冲洗逆降状态结束的吸附塔。吸附塔的预升压包括均压升、逆升、顺升三个状态。均压升是指利用处于降压再生状态的吸附塔内的气体给处于预再生状态的吸附塔进行升压；逆升是指当吸附塔的压力升至高于所有处于降压状态的吸附塔时

42、，再用产品气给其升压；顺升是指用原料气给逆升状态结束的吸附塔继续升压至工作压力，顺升状态完成后，吸附塔即可进入吸附状态。3.4 项目主要原辅材料和产品3.4.1 原料、产品及辅助材料本项目原料主要为甲醇和碳四，甲醇和碳四均由外购，通过汽车槽车运输至厂内罐区储存。产品包括MTBE、烷基化油（异辛烷）、叔丁醇等。各装置主要的原料、产品及辅助材料列于下列各表。本项目涉及的原辅材料使用及产品产生情况见下表3.4-1。表3.4-1 本项目原辅材料、产品情况序号名称物料状态数量(t/a)来源、储存、包装形式、运输方式备注3万吨/年叔丁醇装置一原辅料1混合碳四液体88950外购、储罐、槽车、汽运2去离子水液

43、体7300自产、管道3树脂催化剂固体球粒62m3外购、仓库、袋装、汽运二产品1无水叔丁醇液体30000外卖、储罐、槽车、汽运2剩余碳四液体66250MTBE异构&醚化装置自用、管道10万吨/年异构&醚化装置一原辅料1叔丁醇剩余碳四液体66250自产、中间贮槽、管道2混合碳四液体158750外购、储罐、槽车、汽运3甲醇液体36400外购、储罐、槽车、汽运4氢气气体100自产、管道二产品1MTBE液体100000外卖、储罐、槽车、汽运2重组分液体27000外卖、储罐、槽车、汽运3剩余碳四液体131600自用、管道4干气+损失气体2900干气入公司燃气管网20万吨/年异辛烷装置一原辅料1混合碳四液体

44、180400外购、储罐、槽车、汽运2氢气气体160自产、管道3硫酸液体14224外购、储罐、槽车、汽运二产品1异辛烷液体203680外卖、储罐、槽车、汽运2干气气体6720自用、燃气管网3液化气液体46560外卖、储罐、槽车、汽运4正丁烷液体55200外卖、储罐、槽车、汽运3.4.2 物料平衡1、甲醇制氢装置甲醇制氢装置物料平衡见表3.4-2。表3.4-2 甲醇制氢装置物料平衡表项目物料名称数量 kg/h备注入方甲醇63.72脱盐水38.94合计102.66出方产品氢气10纯度99.9，118Nm3/h解析气69.62Nm3/h排放至大气2、异辛烷装置异辛烷装置物料平衡见表3.4-3。表3.4

45、-3 异辛烷装置物料平衡表项目物料名称百分率%Kg/h104t/h备注入方外购碳四99.953900031.2氢气0.05200.016合计1003902031.216出方异辛烷产品2.152546020.368瓦斯14.918400.672液化气17.6958204.656正丁烷65.2569005.52合计1003902031.2163、叔丁醇装置叔丁醇装置物料平衡见表3.4-4。表3.4-4 叔丁醇装置的物料平衡表入方出方序号物料数量 kg/h百分比 m/m序号物料数量 kg/h百分比 m/m1碳四9218.7590.611无水叔丁醇3922.87538.562去离子水954.259.3

46、92剩余碳四6250.12561.44合计10173100.00合计10173100.004、MTBE异构&醚化装置MTBE异构&醚化装置物料平衡如表3.4-5。表3.4-5 MTBE异构&醚化装置物料平衡序号名称百分率流量 t/h流量 wt/a备注进料1剩余裂解碳四19.12%6.255.00来自 TBA装置2外购碳四66.92%21.87517.503甲醇13.92%4.553.644氢气0.04%0.0120.01合计100.00%32.68726.15出料1重组分10.33%3.3752.702MTBE38.24%12.5010.003剩余碳四50.32%16.4513.164干气+损

47、失1.11%0.3620.29合计100.00%32.68726.153.5 主要操作条件3.5.1 甲醇制氢装置甲醇制氢装置主要操作参数见表3.5-1。表3.5-1 甲醇制氢装置工艺操作条件表名 称单位参 数备 注系统压力MPa1.21.5反应器温度220300产品气流量Nm3/h200产品气温度常温产品氢气压力MPa1.23.5.2 异辛烷装置异辛烷装置主要工艺操作参数如表3.5-2。表3.5-2 异辛烷装置主要工艺操作参数参数单位数值一、加氢反应器反应温度60初期80末期反应压力Mpa2.0反应空速h-15H2/C4=（分子）2.04.0加氢产物中残余丁二烯ppm100加氢产物中残余二甲

48、醚ppm100ppm总单烯烃收率100%丁烯-1 异构化率40%二、脱轻塔塔顶温度5060塔底温度95110塔顶压力MPa1.61.8塔底压力MPa1.651.85回流比/19.6三、脱异丁烷塔塔顶压力MPa(g)0.5塔顶温度46塔底温度165进料温度55四、脱正丁烷塔塔顶压力MPa(g)0.3塔顶温度40塔底温度161进料温度127五、反应器反应压力MPa(g)0.45反应温度7反应器进料烷烯比（体积）9.56反应器酸烃比（体积）1.05:1反应器入口温度3.5反应器硫酸浓度90%-98%六、制冷压缩机入口压力MPa(g)0.02入口温度-0.46出口压力MPa(g)0.35出口温度48.

49、53.5.3 MTBE异构&醚化装置MTBE异构&醚化装置主要工艺操作参数如表3.5-3。表3.5-3 MTBE异构&醚化装置主要工艺操作参数操作条件操作值选择加氢反应器2*R-101AB入口温度，62出口温度，70操作压力 MPa(g)2.04异构化反应器R-301ABC入口温度，320出口温度，420操作压力 MPa(g)0.1/0.3第一醚化反应器R-401入口温度，35出口温度，65压力，MPa(g)1.0第二醚化反应器R-402入口温度，45出口温度，65压力，MPa(g)0.9塔底温度，102丁烯脱轻塔C-301塔顶温度，60塔顶压力，MPa(g)0.9塔底温度，90丁烯脱重塔C-

50、302塔顶温度，62塔顶压力，MPa(g)0.5塔底温度，163催化蒸馏塔C-401塔顶温度，60塔顶压力，MPa(g)0.6塔底温度，128甲醇萃取塔C-402塔顶温度，40塔顶压力，MPa(g)0.6塔底温度，40甲醇回收塔C-403塔顶温度，82塔顶压力，MPa(g)0.05塔底温度，1253.5.4 叔丁醇装置叔丁醇装置主要工艺操作参数如表3.5-4。表3.5-4 叔丁醇装置主要工艺操作参数操作条件操作值水合反应器操作温度，50-75操作压力 MPa（g）2.0TBA提浓塔塔顶温度，79塔底温度，105操作压力 MPa(g)常压TBA精馏塔塔顶温度，65塔底温度，85操作压力，MPa（

51、g）常压4 HAZOP分析工作介绍4.1 HAZOP分析方法介绍HAZOP分析方法是英国帝国化学工业公司（ICI）为解决除草剂制造过程中的危害，于1960年代发展起来的一套以引导词为主体的危害分析方法，用来检查设计的安全及危害的因果来源。HAZOP分析是由各专业人员组成的分析小组，通过对系统工艺过程和操作详细的进行检查，以确定过程的偏差是否导致不希望的后果发生，HAZOP分析将列出引起偏差的原因、产生的后果、以及针对这些偏差及后果已使用的安全保护措施，当分析组确信对这些偏差的保护措施不当时，将提出相应的改进措施。HAZOP分析的基本理念和程序如下图所示。图4.1-1 HAZOP分析基本理念及程

52、序图4.2 HAZOP小组的组成本次HAZOP会议的参加人员主要包括青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司的HAZOP分析师和xxxxxxxx有限公司现场技术人员组成。具体HAZOP小组成员见表4.2-1。表4.2-1 HAZOP分析小组成员表单位HAZOP分析人员职务姓名青岛欧赛斯环境与安全技术有限责任公司HAZOP分析师酒江波秘书周超xxxxxxxx有限公司安全部长杨岩峰制氢单元技术人员张大伟异构化单元技术人员甄耀虎商明明异辛烷单元技术人员厉彦文马康伟MTBE单元技术人员甄耀虎仪表专业周荣斌4.3 HAZOP的范围4.3.1分析范围的说明本次HAZOP分析依据的图纸为xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目详细设计阶段的P&ID流程图xxxxxxxx有限公司液化气综合利用项目工艺管道及仪表流程图，该图纸为本工程详细设计阶段出具的带有工艺控制点的P&ID流程图。主要包括以下各部分的P&ID流程图：（1）甲醇制氢单元工艺管道及仪表流程图；（2）异构化单元工艺管道及仪表流程图；（3）20万吨/年异辛烷（烷基化）单元工艺管道