汽柴油加氢工艺说明书-OK课件

1、 安徽华东化工医药工程有限责任公司说 明 书 项目号1141D255文表号GY-00/S2顾客要求设计阶段详细设计第 29 页 共 29 页 编 制： 校 对： 审 核： 目 录第1节 概述3第2节 生产流程简述5第3节 原料及产品的主要技术规格10第4节 装置物料平衡12第5节 装置消耗指标及能耗13第6节 生产控制分析21第7节 环境保护23第8节 职业安全卫生25第9节 装置定员编制27第10节 装置对外协作关系28附录29第1节 概述1.1 设计依据（1） 2011年8月，安徽华东化工医药工程有限责任公司与河北鑫海化工有限公司签订的工程设计合同。（2） 河北鑫海化工有限公司提供的设计基

2、础资料。（3） 其它传真、记录等。1.2 设计原则（1） 采用国内外先进、成熟、稳妥可靠的工艺技术及设备，实现装置“安、稳、长、满、优”安全生产。（2） 充分依托现有的公用工程及辅助设施，最大限度地节约工程投资。（3） 严格执行环境保护法，采用环境友好的工艺技术方案，采取切实有效的 “三废” 治理措施，减少环境污染。（4） 贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保改造装置符合安全卫生要求。1.3 设计范围装置由反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩机）、分馏部分、界区内公用工程部分组成。装置设计包括控制系统和变配电系统的设计，不包括控制室和变配电间的结构设计。1.4 装置概况1.4.1 装置规模及

3、组成装置设计规模：80万吨/年，操作弹性为60%-120%，实际操作为86.3万吨/年。年开工时数：8000小时装置组成：反应部分（含循环氢脱硫）、分馏部分、公用工程部分1.4.2 生产方案本加氢精制单元采用高性能加氢精制催化剂，以焦化汽油、焦化柴油、直馏柴油的混合油为原料，经过催化加氢反应进行脱硫、脱氮、烯烃饱和及部分芳烃饱和，生产精制汽油和柴油，汽油、柴油产品硫含量、氧化安定性、色度、杂质等主要指标满足国标（GB252-2000）柴油规格要求。1.4.3 工艺流程特点1、原料油过滤为了防止反应器因进料中的固体颗粒堵塞导致压降过大而造成的非正常停工，在装置内设置自动反冲洗过滤器，脱除原料油中

4、大于25m的固体颗粒。2、原料油惰性气体保护因为原料油与空气接触会生成聚合物和胶质，为有效防止结垢，原料油缓冲罐用氮气或其它不含氧和硫的气体进行气封，本装置采用燃料气气封。3、高压空冷器前注水加氢过程中生成的H2S、NH3，在一定温度下会生成NH4HS结晶，沉积在空冷器管束中，引起系统压降增大。因此在反应流出物进入空冷器前注入脱盐水来溶解铵盐，避免铵盐结晶析出。4、采用双壳程换热器，提高换热效率，减少换热面积，节省投资。5、能量回收好。从工艺流程的优化、高效换热设备的应用、新型内构件的设计技术应用等各方面综合考虑，降低装置的能耗。6、采用原料油与氢气混合再换热的炉前混氢方案，提高换热器效率和减

5、缓结焦程度。7、采用板焊结构热壁反应器。反应器内件包括入口扩散器、分配盘、冷氢箱、出口收集器等，使进入反应器中催化剂床层的物流分布均匀，催化剂床层的径向温差小。8、反应器入口温度通过调节加热炉燃料来控制，床层入口温度通过调节急冷氢量来控制。9、分馏部分采用双塔汽提方案。10、脱硫化氢汽提塔塔顶设注缓蚀剂设施，以减轻塔顶馏出物中硫化氢对汽提塔顶系统的腐蚀。11、催化剂按器外再生考虑。12、在原料油中注阻垢剂，降低原料油尤其是焦化柴油的结垢程度。13、设置循环氢脱硫设施，以此降低反应系统中硫化氢的分压，有利于提高汽柴油的脱硫率。第2节 生产流程简述2.1 生产流程简述2.1.1反应部分焦化柴油、焦

6、化汽油、常一常二线油组成的混合原料油自装置外来，原料油缓冲罐(V4001)液面控制下，通过原料油过滤器(FI4001A,B)进行过滤，除去原料中大于25m的颗粒。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐，然后经加氢进料泵(P4001A,B)升压后，在流量控制下，与混合氢混合作为反应进料，依次与反应流出物经两个台位的反应流出物/反应进料换热器（E4003A,B和E4001）换热后，进入反应进料加热炉（F4001）加热至反应所需温度，再进入加氢精制反应器（R4001），在催化剂作用下进行脱硫、脱氮、烯烃饱和、芳烃饱和等反应。该反应器设置三个催化剂床层，床层间设有注急冷氢设施。来自R4001的反应流出物，经反

7、应流出物/反应进料换热器（E4001、E4003A,B）、反应流出物/分馏塔进料换热器（E4002）依次与热反应进料、分馏塔进料、冷反应进料换热，然后经反应流出物空冷器（A4001AD）冷却至45进入高压分离器（V4002）。为了防止反应流出物中的铵盐在低温部位析出，通过注水泵（P4002A,B）将脱盐水注至高压空冷器A4001AD上游侧的管道中。冷却后的反应流出物在高压分离器（V4002）中进行油、气、水三相分离。高分气(循环氢)进入循环氢脱硫塔入口分液罐（V4018），后再进入循环氢脱硫塔（T4003），经贫胺液吸收脱除其中多数的硫化氢后进入循环氢压缩机入口缓冲罐（V4017），后再进入循

8、环氢压缩机（C4001A,B）升压至9.8MPa（G），然后分两路：一路作为急冷氢进入反应器；一路与来自新氢压缩机（C4002A,B）的新氢混合，混合氢与原料油混合作为反应进料。含硫、含氨污水自V4002底部排出，至装置外酸性水汽提装置处理。高分油相在液位控制下经调节阀减压后进入低压分离器(V4003)。V4003闪蒸出的低分气至分馏部分与脱硫化氢汽提塔顶气、富液闪蒸罐（V4020）的酸性气合并作为副产品干气送出装置。自装置外来的贫溶剂经贫胺液加热器E4008换热至55进入循环氢脱硫塔贫液缓冲罐V4019缓冲后经循环氢脱硫塔贫液泵P4012A、B升压后进入循环氢脱硫塔T4003； T4003底

9、富液经减压后送入富液闪蒸罐V4020进行气、液闪蒸，富液罐顶气与塔顶气混合后送入装置外处理，富液送入装置外处理。由于贫、富液中均含有H2S，因此装置内所有含贫液、富液的排凝、放空应密闭放至地下溶剂罐或火炬系统后密闭送出装置。低分油经柴油/低分油换热器（E4006AD）与柴油产品换热后，进入脱硫化氢汽提塔（T4001）。新氢经新氢压缩机入口分液罐（V4006）分液后进入C4002A,B，经两级升压至9.8MPa（G）与C4001A,B出口的循环氢混合。2.1.2 分馏部分从反应部分来的低分油经柴油/低分油换热器（E4006AD）与精制柴油换热到205左右后进入脱硫化氢汽提塔（T4001），塔底通

10、入汽提蒸汽，塔顶油气经汽提塔顶空冷器（A4002AD）、汽提塔顶后冷器（E4007）冷凝冷却至40，进入汽提塔顶回流罐（V4004）进行气、油、水三相分离。闪蒸出的气体与低分气合并作为加氢干气送至装置外；含硫含氨污水与高分污水一起送出装置；油相经脱硫化氢汽提塔顶回流泵（P4003A,B）升压后全部作为塔顶回流。为了抑制硫化氢对塔顶管道和冷换设备的腐蚀，在塔顶管道注入缓蚀剂。脱硫化氢汽提塔底油先经过E4002与反应流出物换热至232进入产品分馏塔（T4002），T4002设有29层浮阀塔盘，塔底设重沸炉泵（P4041A,B）强制循环经过重沸炉（F4002）加热，塔顶油气经产品分馏塔顶空冷器（A4

11、003AD）、产品分馏塔顶后冷器（E4005）冷凝冷却至40后进入产品分馏塔塔顶回流罐（V4005），回流罐压力通过燃料气分程控制。回流罐液相经产品分馏塔塔顶回流泵（P4004A,B）升压后，一部分作为分馏塔的回流，另一部分作为汽油产品出装置。V4005分水包排出的含油污水通过地漏至装置污水管网。产品分馏塔底油经柴油泵（P4005A,B）升压后先经E4006AD换热，后经柴油空冷器（A4004AD）冷却至50后送出装置。2.1.3 催化剂预硫化流程为了使催化剂具有活性，新鲜的或再生后的催化剂在使用前均需进行活化-预硫化。本设计采用液相硫化方法，硫化剂为二甲基二硫醚（DMDS）。催化剂硫化前先用

12、抽装硫化剂气动泵把DMDS抽入硫化剂罐（V4010）中。硫化时，系统内氢气经循环氢压缩机（C4001A,B）按正常操作路线进行循环。DMDS自V4010来，混入加氢进料泵（P4001A,B）入口，经高压换热器（E4003A,B、E4001）进入反应进料加热炉（F4001），按催化剂预硫化升温曲线的要求升温，对反应器R4001中催化剂床层进行预硫化。自R4001来的流出物经E4001、E4002、E4003A,B、A4001AD冷却后进入高压分离器V4002进行分离，高分气体循环经V4018、T4003、V4017至压缩机C4001A,B，催化剂预硫化过程中产生的水从V4002底部间断排出。硫化

13、时贫胺液不得进入T4003。2.1.4 催化剂再生流程为了恢复使用过的催化剂活性，催化剂需要再生，本装置催化剂再生按器外再生方式考虑。2.1.5 开工、停工条件开工时，开工油从罐区来，经原料油过滤器（FI4001）、原料油缓冲罐（V4001）、加氢进料泵（P4001A,B）进入系统，待高分、低分建立液位后，反应部分建立循环。反应部分催化剂预硫化的同时，开工油引至E4006AD向分馏部分进油，待脱硫化氢汽提塔、产品分馏塔建立液位后，分馏部分可以建立循环，以缩短开工时间。停工时，原料油缓冲罐（V4001）中油经退油管线去不合格油线出装置。反应部分油从低压分离器（V4003）经不合格油线出装置。分馏

14、部分油品经产品线或不合格油线出装置。2.2 装置的主要操作条件装置的主要操作条件见表2-1。表2-1 装置的主要操作条件序 号项 目运转初期运转末期1原料油 kg/h1078752主催化剂体积空速 h-11.53氢油比500:14平均反应温度（WABT） 3503755加氢反应器入口温度 310340出口温度 370390总温升 6060入口压力 MPa(G)8.96高压分离器温度 45压力 MPa(G)8.147低压分离器温度 45压力 MPa(G)1.48循环氢压缩机入口温度 45入口压力 MPa(G)8.10出口压力 MPa(G)9.8循环氢量 m3n/h70206702109新氢压缩机

15、入口温度 40入口压力 MPa(G)2.4出口压力 MPa(G)9.8新氢量 m3n/h135041350410脱硫化氢汽提塔进料温度 -205塔顶压力 MPa(G)0.711产品分馏塔进料温度 232塔顶温度 -151塔顶压力 MPa(G)0.15塔底温度 -29612循环氢脱硫塔进料温度 4545塔顶压力 MPa(G)8.108.102.3 催化剂性质及组成：催化剂的性质及组成见表2-2。表2-2 催化剂的性质及组成名称指标CK-2催化剂LYT704GLYT704ALYT-704外观浅黄色三叶草条浅黄色三叶草条浅黄色拉西环浅黄色小球尺寸，mm1.2×2-82.5-3.0×

16、;2-84-53-5比表面积(m2/g)1602401005孔容(ml/g)0.300.500.450.02平均压碎强度（N/cm密度（g/ml）0.75-0.850.60-0.700.55-0.601.30-1.40MoO3%(m/m)21.0-23.06.0-8.03.5-4.00.80-1.20NiO%(m/m)3.8-4.20.5-1.00.25-0.35注：用户可以根据反应要求选择其他类型的催化剂。第3节 原料及产品的主要技术规格3.1 原料油性质：装置加工的原料油为焦化柴油、焦化汽油、常一常二线油的混合油，具体性质见下表3-1。表3-1 原料油组成及性质表

17、原料名称焦化汽油焦化柴油常一线常二线处理量，万吨/年19.1840.8212.314混合比例/w%22.2347.3014.2516.22密度(20)/（g/cm3）0.74470.87210.830.86硫含量/w%0.81.50.4氮含量/（mg/g）80020001200十六烷值-45馏程(ASTM D86)/初馏点5221015422210%8723619127930%11326421429050%13429224530070%15431925731190%17635326632695%186362277339终馏点1953652873523.2 原料进装置边界条件：原料油进装置边界条

18、件为：温度50，压力0.5MPa(G)。所需氢气由新建制氢装置提供，边界条件为：温度40，压力2.4MPa(G)，组成见表3-2。表3-2 新氢组成组分H2CH4CO+CO2V%99.90.1< 20ppm3.3 产品性质预期精制柴油主要性质见表3-3：表3-3 产品主要性质馏分，石脑油柴油密度(20)，g/cm30.74830.8458馏程，：IBP7420110%9523330%10626550%11728670%13130690%15133595%159344FBP175357硫含量，mg/g<50<150注：最终产品性质由催化剂供应商保证。在满足设计操作条件下生产时，

19、所生产的汽柴油加氢装置产品质量满足加氢后石脑油硫含量小于50ppm；加氢后柴油应符合硫含量小于150ppm。第4节 装置物料平衡物料平衡见表4-1表4-1 物料平衡序 号物料名称收 率数 量w%kg/ht/d104t/a一入方1原料油100.00 107875 2589.00 86.30 2新氢1.05 1133 27.18 0.91 3注水7.42 8000 192.00 6.40 4汽提蒸汽2.32 2500 60.00 2.00 5贫液15.53 16754 402.10 13.40 合计126.31 136262 3270.28 109.01 二出方1酸性气1.42 1532 36.7

20、6 1.23 2石脑油21.20 22870 548.87 18.30 3柴油77.18 83258 1998.19 66.61 4含硫污水9.69 10450 250.80 8.36 5含油污水0.83 900 21.60 0.72 6富液15.99 17253 414.07 13.80 合计126.31 136262 3270.29 109.01 第5节 装置消耗指标及能耗5.1 消耗指标5.1.1 催化剂、化学药剂用量 表5-1 催化剂及化学药剂用量序号名 称型号及规格年用量 t一次装入量 m3备注1支撑剂3、6、13瓷球12.33寿命3年2保护剂LYT-70410.33寿命3年3催化剂

21、CK-286.04寿命6年4硫化剂DMDS15t2年一次5缓蚀剂13根据原料性质调整用量6阻垢剂100根据原料性质调整用量7贫胺液30%MDEA溶液16.75t/h5.2 公用工程消耗5.2.1 水用量（见表5-2）5.2.2 电用量（见表5-3）5.2.3 蒸汽用量（见表5-4）5.2.4 压缩空气用量（见表5-5）5.2.5 氮气用量（见表5-6）5.2.6 燃料用量（见表5-7）5.2.7 能耗计算（见表5-8）表5-2 水用量序号使用地点给 水 t/h排 水 t/h备 注新鲜水循环冷水除盐水软化水采暖热水循环热水含油污水含硫污水含碱污水生活污水冲洗污水采暖热水1E400728.028.

22、0连续2E400544.644.6连续3反应流出物注水8连续4C4001A,B73.773.7连续5C4002A,B103.6103.6连续6P4001A,B11连续7其它泵冷却661连续8生活用水和软管站523间断9V40028.55连续10V40041.9连续11V40050.9连续12开停工总污水量150150开工最大量13采通用间断合计连续256.98256.91.910.45间断1552153表5-2 电用量序号使用地点电压V设备数量台设备容量 kw轴功率Kw年工作时 数年用电量104kw.h备注操作备用操作备用一工艺部分1P4001A,B1000011710710562.68000

23、连续2P4002A，B3801111011082.78000连续3P4003A，B38011222210.58000连续4P4004A，B38011454532.18000连续5P4005A，B38011110110688000连续6P400738011510.7500间断7P40083801159.8500间断8P400938010.550.38000连续9P401038010.550.28000连续10P4011 A，B3801113213294.08000连续11P4012 A，B38011160160102.88000连续12P401338011510.61000间断13A400138

24、0437×424.05×48000连续14A4002380422×414.3×48000连续15A4003380430×419.5×48000连续16A4004380422×414.3×48000连续二机械部分1C4001A,B100001111501150734.78000连续C4001A,B润滑油泵电机3801442.5500间断C4001A,B润滑油箱加热22022×22×2500间断C4001A,B盘车电机38012.21.5500间断C4001A,B注油器加热器22010.20.250

25、0间断C4001A,B主电机加热器22011.21.2500间断C4001A,B注油器电机22010.750.58000连续C4001A,B主电机励磁加热器22010.30.3500间断C4001A,B水泵电动机380115.55.538000连续2C4002A,B1000011115011509308000连续C4002A,B润滑油泵电机38011442.51000间断C4002A,B润滑油箱加热22022×22×21000间断C4002A,B盘车电机38012.21.5100间断C4002A,B注油器加热器22010.20.21000间断C4002A,B主电机加热器22

26、011.21.21000间断C4002A,B注油器电机22010.750.758000连续C4002A,B水泵电机380115.55.538000连续C4002A,B主电机励磁加热器22010.30.31000间断3起重机电机380117.917.9200间断三工业炉部分1F4001鼓风机380118.516.98000变频控制柜2201338000连续2F4002鼓风机380118.516.98000连续四自控部分1仪表普通电源22020208000连续五照明部分1照明用电220154000间断小计 连续100002227.3连续380/220755.45含间断折合总计2982.75表5-3

27、 蒸汽用量序号使 用 地 点蒸 汽 用 量 t/h回收凝结水 t/h装置自产蒸汽 t/h蒸 汽 压 力 MPa（G）压力 MPa（G）压力 MPa（G）备 注3.51.00.30.31.01.00.31T40012.5连续2EJ40012开工3设备管道伴热11间断4吹扫蒸汽10间断5采暖11间断6E40080.550.55连续合计 连续3.050.55间断122表5-4 压缩空气用量序 号使用地点及用途用 量 Nm3/h备 注非 净 化净 化正 常最 大正 常最 大1仪表供风240连续2软管站600间断合 计 连续240间断600表5-5 氮气用量序号使用地点及用途用量 m3n/h压力 MPa

28、（g）纯度 要求备注正常最大1开工0.52000m3n/次2C400180.15连续3C400280.15连续合计 连续160.15间断0.52000m3n/次表5-6 燃料用量序号使用地点燃料气，m3n/h备 注1F4001636燃料气低热值按7538Kcal/m3n2F4002789合计1425表5-7 能耗汇总表序号项目消耗量能源折算值设计能耗单位能耗备注单位数量单位数量（kg标准油/h）（kg标准油/t）1电kW2920.8kg/kWh0.26759.417.042循环水t/h256.9kg/t0.125.690.243除盐水t/h8kg/t2.318.40.1741.0MPa蒸汽t/

29、h3.05kg/t76231.82.155净化压缩空气m3n/h240kg/m3n0.0389.120.086燃料气m3n/h1425kg/m3n0.76108310.047氮气m3n/h16kg/m3n0.152.40.028凝结水t/h-0.55kg/t7.65-4.21-0.04合计2125.6119.75.3 节能措施及能耗分析该装置加工能耗为19.7kg标准油/t，在类似的加氢精制装置中，总体能耗属于中等水平，其中燃料耗能占50.96%，电耗能占35.74%，蒸汽耗能占10.91%。燃料耗能比率最高，其中F4002分馏塔底重沸炉燃料气耗量占总燃料气耗量的55.37%，这是由于需要将大

30、量的石脑油在产品分馏塔中蒸出，耗能较大。电能耗能比率也很高，其中10000V电占总电耗的74.67%，这是由于装置操作压力高，且加氢进料泵、循环氢压缩机、新氢压缩机全部由电驱动。为了节约能源，尽可能降低能耗，装置采取了如下节能措施：（1）优化换热流程，充分回收反应流出物及产品的热量。（2）加热炉设置余热回收系统，回收烟气余热。（3）选择操作性能可靠，效率高的机泵设备。（4）设备及管道布置尽量紧凑合理，从而减少散热损失和压力损失。（5）加强设备及管道保温，从而减少散热损失。第6节 生产控制分析分析化验项目表表6-1 分析化验项目及间隔样品名称次/小时分析化验项目混合原料油低分油汽油柴油开工正常开

31、工正常开工正常开工正常比 重1/81/241/81/241/81/81/81/8馏 程 D861/241/241/241/241/81/81/81/8总 硫1/241/481/241/481/81/241/81/24总 氮1/241/481/241/481/81/241/81/24碱 性 氮1/721/721/24溴 价1/241/481/81/8凝 固 点1/481/24闪 点1/81/24色 度1/8胶 质1/721/8腐 蚀1/721/81/8辛烷值1/81/24十六烷值1/81/24沉 淀1/48水1/48续表6-1样品名称次/小时分析化验项目酸性水低分气新氢酸性气循环氢开工正常开工正

32、常开工正常开工正常开工正常比重1/241/241/241/81/241/81/24硫化氢（H2S）1/81/241/241/241/81/241/81/24氨（NH3）PH值胺含量气体组成1/241/241/81/241/81/24COCO2续表6-1样品名称次/小时分析化验项目贫胺液脱硫塔底富液闪蒸罐处富液酸性气开工正常开工正常开工正常开工正常比重1/41/81/41/81/41/81/41/8硫化氢（H2S）1/41/81/41/81/41/81/41/8氨（NH3）PH值胺含量1/41/81/41/81/41/81/41/8气体组成COCO2注：按实际操作需要分析第7节 环境保护7.1

33、环境保护标准装置的环境保护设计遵守中国石化总公司石油化工企业环境保护设计规范（SH3024-95）。7.2 主要环境污染源及防范措施7.2.1 废气正常生产时，该装置产生的对环境造成影响的气体主要有以下几类：（1）加热炉烟气：燃料燃烧过程中产生的燃烧废气，经充分回收能量后由烟囱高空排放。（2）放空气体：装置各部分设置的安全阀及放空系统，包括紧急放空排放的含烃气体均排入密闭的火炬系统。7.2.2 废水（1）含硫含氨废水：由反应部分高压分离器、低压分离器和分馏部分脱硫化氢汽提塔顶回流罐排出的含硫含氨污水送至酸性水汽提装置处理,以回收硫化氢和氨。（2）含油污水：产品分馏塔顶回流罐、机泵及地面冲洗等产

34、生的含油污水，送至污水处理场。（3）废胺液：脱硫部分在装置停工过程中所产生的废胺液至装置外，由胺液再生装置统一回收处理。7.2.3 废渣该装置产生的固体废物主要有以下几种：（1）废保护剂：由加氢反应器排出，约3年一次，无害化填埋。（2）废催化剂：由加氢反应器排出，约6年一次，无害化填埋。（3）废瓷球：由加氢反应器排出，约3年一次，无害化填埋。7.2.4 噪声源及其防治措施装置内的噪声源主要有：压缩机及其相应的驱动机、机泵、空冷器及加热炉等。为了进一步降低噪声，采取如下措施：（1）空冷器选用低转速、低噪声风机，噪声控制在90分贝以下。（2）机泵选用低噪音增安型电机。（3）蒸汽放空装有消音器。（4

35、）加热炉采用低噪音燃烧器，风道部分采用保温隔音材料。（5）凡易产生噪声的排放点均设置消音器。采用上述措施后，本装置的噪音指标，符合石油化工企业环境保护设计规范SH3024-95。7.3 三废排放汇总表表 7-1三废具体排放汇总序号名称来源特征流量处理方式或去向1含油污水机泵及地面冲洗微含油经含油污水管道至污水处理场产品分馏塔顶回流罐微含油0.9t/h2含硫含氨污水高压分离器含H2S 含NH38.55t/h送至污水汽提装置处理低压分离器含H2S、NH3少量脱硫化氢汽提塔顶回流罐含H2S、NH31.9t/h3油气安全阀及紧急放空烃类气体、氢气最大10.5t/h至火炬4烟气加热炉含SO2、N2、CO

36、2、O2、H2O10189 Nm3/h烟囱排放大气5废催化剂反应器固体六年排放一次约86.03m3/次无害化填埋6废保护剂反应器固体二年排放一次约10.33m3/次无害化填埋7废瓷球反应器固体二年排放一次约12.33m3/次无害化填埋第8节 职业安全卫生8.1 职业安全卫生标准装置的职业安全卫生设计遵守中国石化总公司石油化工企业职业安全卫生设计规范（SH3047-93）。8.2 安全及劳动措施8.2.1 设计中采取的主要安全措施（1）采用先进可靠的工艺技术和合理的工艺流程。（2）根据爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50058-92的规定，按装置的爆炸危险环境和火灾危险环境进行区域划分。（

37、3）装置内高压系统设有紧急事故泄压排放系统，安全阀泄放液体排入放空罐，排放气体密闭排入火炬系统。（4）可燃气体的排放，进入密闭火炬系统。（5）生产中可能导致不安全因素的操作参数，设置相应控制报警仪表，如高压分离器设置高、低限液位报警。装置内主要机械设备设有联锁停车措施 , 加热炉燃料气管网上设有阻火器防止回火引起爆炸。（6）生产仪表及其它电气设备按所处区域的防爆等级选用防爆型号。装置内可能泄漏可燃气体、硫化氢气体危险区域设置可燃气体、硫化氢气体检测报警仪。在中控室内设置可燃气体报警仪、火灾检测报警器。在变配电室设置事故通风设施。（7）装置内所有框架、管架四米以下立柱设有防火层。并设有消火栓、水炮、消防蒸汽管线、软管站及灭火器等消防设施用于火灾扑救。（8）在DMDS罐周围设置围堰，并在其作业场所附近设事故紧急淋浴设施和洗眼器。（9）装置内关健转动设备，均设有备机，以却保装置安全生产。（10）生产仪表及及其它电器设备按所处区域的防爆等级选用防爆型号。在变配电室设通风设施。8.2.2 设计过程中主要的劳保措施（1）装置内危险部位设置警示牌，提醒操作人员注意。（2）高温管线（表面温度>60）选用适当的保温材料作隔热处理，在生产中可能引起操作人员烫伤的高温设备，采取隔热保护措施。（3）设置移动式