工业园区环境污染事故应急预案-毕业论文.doc

HB/YHGYY30-04-2013 环境污染事件应急救援预案 环境污染事件应急救援预案目 录颁 布 令1第一节 总 则21.1编制目的21.2编制依据21.3编制原则21.4使用范围21.5应急预案关系说明3第二节 基本情况31.1企业基本概况31.2环境污染事故危险源基本情况41.2.1主副产品及中间体、原材料、燃料名称及产量41.2.2生产工艺说明5（1）PSA提氢工艺说明5（2）原料预处理工艺说明6（3）异丁烯工艺说明12（4）MTBE工艺说明201.3危险废物的产生量、处置情况231.4周边环境状况241.5环境保护目标调查结果25第三节 环境风险评价271.1风险分析271.1.1 危险点源271.1.2突发环境事故种类风险分析28（一）对大气的污染28（二）对水体的污染29（三）对土壤的污染291.2 突发事故对环境的影响评价291.3突发环境污染事故分级30第四节 组织结构和职责321.1应急组织体系321.2指挥机构及职责321.3应急处理分队34第五节 预防与预警371.1环境污染事故危险源监控371.2预警行动38第六节 事故信息报告与通报391.1突发环境事故报告时限和程序391.2突发环境事故信息报告方式与内容401.3突发环境事故报告与通知41第七节 污染事故现场应急响应及救援措施421.1分级响应机制421.2应急救援措施431.21污染事故现场应急救援措施说明431.22大气类污染事故保护目标的应急救援措施说明471.23水类污染事故保护目标的应急救援措施说明481.3受伤人员现场救护,救治与医院救治48第八节 应急监测50（一）监测组织机构及职责51（二）技术要求53（三）储备53（四）应急监测工作程序54（五）应急监测终止程序55（六）信息保存、发布55第九节 现场保护与现场洗消551.1现场保护551.2现场洗消551.3事故现场的保护措施及净化方式、方法561.4洗消后的二次污染防治方案56第十节 应急终止561.1应急终止的条件561.2应急终止程序571.3应急结束后续工作57第十一节 应急终止后的行动581.1环境应急设备维护、保养581.2应急评价581.3事故原因、损失调查和责任认定581.4环境应急总结581.5善后处置和保险58第十二节 事故现场的恢复和善后591.1撤点、撤离591.2受影响区域的连续环境监测591.3应急救援终止程序59第十三节 应急培训和演习591.1应急培训计划591.11应急救援人员的培训591.12员工、运输司机、检测人员的培训601.13外部公众环境应急知识的宣传及培训601.2演练601.21演练目的601.22演练范围和频次61第十四节 奖励与责任追究611.1奖励611.2责任追究62第十五节 保障措施621.1通信与信息保障621.2应急队伍保障631.3应急物资装备保障641.4经费保障671.5其他保障671.6预案实施和生效的时间67第十六节 附则671.1名词术语定义671.2预案管理与更新70附：（见预案附件）701、环境风险评价文件（30万吨异丁烷脱氢环境影响报告）702、危险废物意外事故应急预案、危险废物管理文件703、应急救援指挥部成员及联系方式704、外部救援联系方式705、重大危险源事故应急预案706、火灾爆炸事故应急救援预案707、危险化学品泄漏污染事件应急救援专项预案708、玉皇化工（工业园区）总平面排水图709、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）7010、各装置现场应急处置预案7011、危险物资运输及人员撤离路线7012、本单位紧急救援路线70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；明确各职能部门的应急工作职责，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编制目的 编制本预案的目的是：在发生物料泄漏或爆炸的紧急情况下，及时控制污染和事故，避免灾害扩大、减少损失、人员伤亡及环境污染；明确各职能部门的应急工作职责，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的生命安全及健康，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 使用本项目范围内的原料预处理装置、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、装卸过程中造成的漏油、火灾、爆炸等事故可能引起污染河流、道路、大气等污染事故的预防与控制。1.5应急预案关系说明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MTBE装置现场处置方案废弃危险化学品突发环境事件应急预案备案锅炉现场处置方案储运车间现场处置方案火灾爆炸事故应急救援专项预案重大危险源事故应急救援预案大气、水源突发性环境污染事故应急预案危险化学品泄漏污染事故专项救援预案环境污染事故综合应急救援第二节 基本情况1.1企业基本概况公司占地面积86.5万平方米。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，以及与其相配套的储罐区、装卸站、锅炉、水、电、气、消防、污水处理等完善的化工装置配套设施。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，全面负责全厂的安全环保管理工作。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”的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 （上图）PSA提氢生产工艺流程简图 压力3.5MPa（G）、温度38的原料气首先经气液分离器除去原料气中夹带的少量液态后，再进入主要由10台吸附塔及2台解吸气罐组成的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，采用多次均压的目的是尽可能的回收有效组分。逆放步骤排出了吸附塔中吸附的部分杂质组分，剩余的杂质通过冲洗步骤完全解吸。产品气在3.4MPa（G）的压力下送至装置外，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 （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的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，原料液化气中的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。含有甲醇的萃取水自塔底抽出，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的甲醇，然后循环回用。塔顶产品主要为分馏出的甲醇，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。外补充的脱盐水自泵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的脱除甲醇的原料液化石油气，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装置的原料。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。脱丙烷塔的塔底采用0.4MPa蒸汽为热源。3、 C4原料处理部分3.1 C4原料水洗塔 自脱丙烷塔T-1011底来的混合碳四，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，与自塔顶进入的脱盐水逆向接触，液化气中的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原料中夹带的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，降低原料中水的含量，原料C4自聚结器FD-1101顶部离开，由C4进料泵P-1101A/B升压，送至下游的C4原料处理器FF-1101A/B。自装置外来的脱盐水自塔T-1011顶部进入，自上而下流动，吸收原料液化气中的杂质，从塔底部离开，与塔顶分液罐分离出来的自由水混合后，进入洗涤水闪蒸罐V-1103。洗涤水闪蒸罐低压操作，闪蒸出来的烃类放空气从罐顶离开送至下游的30万吨/年的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原料水洗部分来的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。在吸附剂的作用下，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性能的潜在催化剂毒物吸附在吸附剂的表面被脱除。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。在吸附剂的作用下，C4原料中少量的金属砷和磷化物吸附在吸附剂的表面被脱除，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OCT反应器的催化剂。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原料处理器中的吸附剂经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。新切出的处理器原料，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，带走吸附剂孔中吸入的残留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的再生温度290。在此温度下，以及要求的时间段内，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的洁净。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，从吸附剂孔中脱除的C4s收集，并返回至C4原料处理器退料罐V-1104中。当新再生的处理器准备投用时，存储于C4原料处理器退料罐V-1104中的C4料由冷再生气体压回至新再生的处理器中。外补充的氮气自装置外来，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装置来的氢气按一定的比例混合后，进入SHU进料加热器E-1201，由装置内的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的C4物流吸收。反应产物经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。最后用含有一定量的氢气的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）自选择性加氢部分的物流送至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的沸点非常接近，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装置来的氢气从催化剂床层下面进入塔内，保持足够的氢分压，以便发生反应。富含2-丁烯的塔底产品，自CD Hydro 脱异丁烷塔2 T-1302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顶的物流经由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。少量的不凝气自罐顶离开，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，另一部分为塔顶的异丁烷产品，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的原料，多余部分作为下游Supperflex装置的原料。塔底重沸器采用装置内的VLP蒸汽为热源。6、丁烯预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，系统压力由冷却水的温度决定。包括一台丁烯预载储存罐V-3501。在处理器再生的第一个步骤，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的残留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-3501。当脱除杂质步骤完成后，丁烯装载罐中的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内吸附剂再生的再生介质。该部分与烯烃歧化装置中的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的新鲜氮气补充。外部的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的压力损失。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。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，在催化剂的作用下，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，进入反应产物的压缩部分。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，进入蒸汽置换步骤。自系统来的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的可燃气体组分，蒸汽置换的过程大约需要需要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，反应器顶部的再生空气程控阀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度达到最初反应温度，另一方面烧焦，脱除催化剂表面的碳。再生烟气经出口的再生气程控阀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，过热装置内产生的高压饱和蒸汽，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CA-2101X。2.1反应产物压缩自反应部分来的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的一级入口。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的二级入口。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的三级入口，分离的油相液体从罐底抽出，自压返回至二级入口罐V-2202，分离的水相液体从V-2203的分水斗底部抽出，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的四级入口，分离的油相液体从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离的水相液体从V-2204的分水斗底部抽出，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，不凝气体从罐顶离开，送至低温回收部分，分离的油相液体从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离的水相液体从V-2206的分水斗底部抽出，也自压至V-2401。自V-2206，V-2207和E-2207来的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。分离的水相液体从V-2205的分水斗底部抽出，同样也自压至V-2401。2.2产品气干燥和低温回收自V-2206来的产品气首先经产品气冷却器E-2206由丙烯制冷剂冷却至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，分离的油相液体从罐底抽出，自压至脱丙烷塔进料闪蒸罐V-2205，分离的水相从V-2207的分水斗底部抽出，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，在干燥剂的作用下，原料中饱和水份和CO2等杂质吸附在干燥剂的表面。干燥后的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的PSA装置回收氢气。FF-2201A/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装置的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，罐底分离出的液体水相返回至产品压缩机二级入口罐V-2202。3、脱丙烷部分自P-2203A/B来的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13块塔板。不凝气体从顶部分离，送至上段12块塔板。塔顶产品，主要是丙烷和更轻的组分，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，送至装置外的Superflex装置回收丙烯；当Superflex装置不操作时，回流罐温度降至15，减少塔顶气体产品的量。富丙烷/丙烯的液体产品由脱丙烷塔顶产品泵P-2304抽出，送至装置外罐区，剩余的不凝气然后送至燃料气分液罐。V-2303分水斗分离出的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的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，富集的重烃和轻烃外排，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，与自塔顶来的工艺废水在塔板上逆向接触，夹带杂质的汽提废气从塔顶离开，送至废水汽提塔分液罐V-2403，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。汽提后的废水自塔釜离开，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-38三个温位的制冷剂。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，一部分送至装置内的 E-2209，E-2303和E-2206，一部分送至原料预处理装置的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的急冷丙烯。自E-2209，E-2303和E-2206以及E-1101返回的气相丙烯，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的E-3302，还有一部分送至二级入口罐V-2502。自E-3302和E-1302返回的气相丙烯，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，罐底由两并联的重沸器E-2207和E-2208提供热源，罐内的丙烯液体经E-2207和E-2208循环气化。闪蒸的气相的丙烯物料自V-2501罐顶离开，返回至压缩机的一级入口。 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；下部为反应蒸馏段。未反应的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的冷凝共沸物，一部分作为催化蒸馏塔的回流返回催化蒸馏塔塔顶，另一部分作为萃取塔的进料。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的甲醇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的循环萃取水，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的富异丁烷产品合并后送至未反应碳四罐。含甲醇的萃取水由塔底出来，送至富异丁烯系统，与富异丁烯系统的含甲醇萃取水合并。（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。 从系统罐区来的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CATOFIN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，反应器出口物料的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的反应进料，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式取热系统。自二级外循环取热反应器顶部出来的反应进料，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。未反应的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的冷凝共沸物，一部分作为催化蒸馏塔的回流返回塔催化蒸馏塔塔顶，另一部分作为萃取塔的进料。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的甲醇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口分布器，呈分散相进入塔内。塔顶进入从甲醇塔送来