1、PAGE 甲醇廠事故應急預案 一、基本情況化工有限公司甲醇工程項目，位于市縣縣城南部，黃河沖積平原。地貌單一，地形基本平坦，年平均氣溫14.8，極端最高氣溫41.0，極端最低氣溫-11.9，最熱月平均氣溫31（7月），最冷月平均氣溫-0.1（1月）；全年平均氣壓100.76 KPa；年降雨量606.2mm；平均相對濕度69%；平均風速1.4 m/s，最大風速15.0 m/s，年主導風向：冬季西西南風12%，夏季東東北風 11%。甲醇項目采用國內自主創新的HT-L粉煤加壓氣化技術，利用神木、焦煤、鶴壁煤等為原料，生產甲醇原料氣。其氣化裝置設計規模為日產207萬Nm3（CO+H2）。送出氣化界區的

2、粗合成氣正常量96050Nm3/h，其中有效氣體成份（CO+H2）量為86382Nm3/h（保證值）；最大氣量為115260Nm3/h，其中有效氣體量為103658Nm3/h。耗煤量正常情況為57.1t/h，最大量68.5t/h。甲醇生產能力為：正常30萬噸/年，最大36萬噸/年；本工程主要公用工程系統包括三套150噸/小時高溫高壓循環流化床鍋爐系統、循環水系統、脫鹽水系統、污水處理系統、變配電系統等。整套裝置采用DCS系統進行集中控制。公司甲醇工程項目由氣化分廠、甲醇分廠、熱電分廠、電儀分廠等構成；甲醇分廠下設變換、脫硫脫碳（低溫甲醇洗）、硫回收、合成氣壓縮、氨壓縮、CO2壓縮、合成、精餾、

3、汽車裝車站臺、變換，低溫甲醇洗，離心壓縮，CO2壓縮、合成、精餾、甲醇罐區等崗位。甲醇分廠各工段工藝流程概述如下：1.變換甲醇合成反應需要控制合成新鮮氣中（H2-CO2）/（CO+CO2）在2.052.1之間，HT-L粉煤加壓氣化生產的粗煤氣中CO和H2含量不符合甲醇合成新鮮氣的要求，需將粗煤氣進行CO變換,變換系統采用低水汽比耐硫部分變換工藝。耐硫變換為放熱反應，在變換反應過程中產生大量反應熱，通過設置中壓蒸汽發生器，利用變換反應熱加熱鍋爐給水來副產飽和蒸汽，副產的飽和蒸汽送入外管網，供其它用汽單元，使熱量得到充分利用，降低系統能耗。從氣化來的3.72MPa（G），210.5的粗煤氣，首先進

4、入低壓蒸汽發生器（E-2001），利用粗煤氣的熱量副產0.5MPa（G）的低壓飽和蒸汽，副產的低壓飽和蒸汽送入界區外低壓蒸汽管網。低壓蒸汽發生器所需的鍋爐水來自脫氧槽（V-2001），低壓蒸汽發生器的液位通過調節鍋爐給水流量來控制。粗煤氣經低壓蒸汽發生器（E-2001）降溫后進入變換爐進料分離器（S-2001）分離液體后，氣相從分離器頂部排出，分離器中的冷凝液在液位控制下自分離器底部排出，經冷凝液增壓泵（P-2001A/S）增壓后返回氣化單元的洗滌塔循環使用。在變換爐進料分離器進氣管線上設置了溫度報警系統，通過遙控蒸汽發生器的副線來調節粗煤氣的溫度，相應改變了粗煤氣中的氣相水含量，以保證粗煤氣

5、在對應溫度、壓力下的水氣比。粗煤氣隨后進入變換爐進料換熱器（E-2002），在此被來自中壓蒸汽發生器（E-2003）的變換氣加熱至240后，從變換爐上段頂部進入變換爐，在爐內催化劑的作用下，粗煤氣中的部分CO與H2O發生變換反應，并放出大量的反應熱，反應溫度控制在385，從變換爐上段底部引出變換氣送入中壓蒸汽發生器（E-2003）,利用變換氣的熱量副產4.0MPa的中壓飽和蒸汽,副產的中壓飽和蒸汽送入界區外中壓蒸汽管網，此變換氣換熱后冷卻至283進入變換爐進料換熱器（E-2002），與變換爐進料分離器（S-2001）來的粗煤氣換熱冷卻至240進入變換爐下段，進一步進行變換反應生成H2和CO2，

6、變換反應方程式為：CO+H2O CO2+H2+QCOS+H2O CO2+H2S+Q為使變換爐內催化劑在最佳活性溫度范圍內工作，在變換爐進料換熱器（E-2002）粗煤氣進出口處設置旁路，通過調節旁路粗煤氣的流量來保證進入變換爐的氣體溫度。根據甲醇生產的工藝要求，需控制變換氣中的CO含量約為19%（mol），為此在變換爐的進出口管線間設置了旁路，通過調節旁路粗煤氣的流量來滿足變換爐出口變換氣中的CO含量。從變換爐出來的變換氣溫度為376，壓力為3.57Mpa，首先進入中壓蒸汽發生器（E-2004）,利用變換氣的熱量副產4.0MPa的中壓飽和蒸汽,副產的中壓飽和蒸汽送入界區外中壓蒸汽管網，中壓蒸汽發

7、生器（E-2003）、（E-2004）所需的鍋爐水來自經鍋爐給水預熱器（E-2005）預熱至180的脫氧水，通過調節鍋爐給水流量來控制中壓蒸汽發生器的液位。從中壓蒸汽發生器（E-2004）出來的變換氣進入中壓給水預熱器（E-2005），通過加熱脫氧水回收變換氣中的余熱，并使變換氣的溫度降至約210然后進入有機硫水解槽（R-2002）,變換氣在有機硫水解槽內催化劑的作用下將氣體中的有機硫轉化為硫化氫以利于在脫硫、脫碳單元更容易將硫脫除。水解反應的化學反應方程式為：COS+H2O CO2+H2S+Q反應后的氣體經脫鹽水預熱器（E-2006）進一步冷卻至約70后，再經變換氣水冷器（E-2007）用循

8、環水冷卻至40進入變換氣分離器（S-2002）進行氣液分離，分離液相后約40，3.3MPa（G）的變換氣送入脫硫、脫碳單元，分離出的冷凝液經過汽提塔（C-2001）汽提后送氣化單元脫氧槽。在脫鹽水預熱器（E-2006）的脫鹽水管線上設置了旁路，通過調節脫鹽水的旁路流量來滿足離開界區的變換氣的溫度要求。界區內所需的循環水和脫鹽水均來自外管網，循環水經變換氣水冷器將變換氣冷卻后返回管網。脫鹽水經脫鹽水預熱器加熱后，一部分去脫氧槽（V-2001）脫氧，一部分送外管網。另外設置了開工電加熱器（E-2008），用于裝置開車時CO變換催化劑的升溫和硫化的需要。變換（2000）工藝流程詳見附圖：A205-2

9、6-2000-040-0012.脫硫、脫碳脫硫、脫碳單元采用低溫甲醇洗工藝。來自變換的3.3MPa（G）、40的變換氣在原料氣/凈化氣換熱器（EA-2201）中被凈化氣換熱冷卻至27，再經原料氣氨冷器（EC-2201）通過液氨的蒸發冷卻至12。冷卻后的變換氣在變換氣分離器（V-2201）中分離出工藝冷凝液排放至氣化裝置的脫氧槽中。從變換氣分離器（V-2201）分離出的變換氣與閃蒸氣壓縮機后冷器（EA-2214）來的閃蒸氣（CO、H2）匯合，匯合后的氣體通過混合器注入一小股來自氣提/CO2解吸塔循環進料泵（P-2201A/S）的甲醇溶液（降低冰點，防止結冰，0.5t/h）。匯合后的冷變換氣在原料

10、氣/凈化氣CO2產品換熱器（EA-2202）中與凈化氣和純CO2氣換熱進一步冷卻至-28。冷卻后的變換氣進入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部的預洗段，混合氣體中的NH3、HCN和大部分H2S在此被來自氣提/CO2解吸塔進料氨冷器（EC-2202）的過冷富甲醇溶液吸收。吸收了H2S的預洗甲醇溶液從H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）底部流出，經甲醇/水分餾塔換熱器（EA-2208）與來自甲醇/水分餾塔進料泵（P-2206A/S）的甲醇水溶液換熱后，進入甲醇/水分餾塔（C-2204）。經過H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部的預洗段將大部

11、分H2S脫除后的變換氣，繼續向塔頂移動，經冷甲醇溶液通過三段吸收CO2氣體后，從頂部出來的凈化氣經凈化氣分離器（V-2210）分離出殘液后進入原料氣/凈化氣/CO2產品換熱器（EA-2202，多流股繞管換熱器）、原料氣/凈化氣換熱器（EA-2201）換熱升溫后，進入精脫硫槽（V-2213）進一步脫除H2S氣體，使H2S含量小于0.1ppm，成為合格的合成氣，送往合成氣壓縮工段。為綜合利用冷量，減少甲醇的循環量，從H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）脫碳段上部流下的甲醇溶液經富CO2甲醇氨冷器（EC-2203）冷卻后送入塔（C-2201/C-2202）脫碳段中部作為吸收劑，從脫碳

12、段中部流下的甲醇溶液經甲醇循環冷卻器（EA-2204）與來自氣提/CO2解吸塔甲醇/貧甲醇換熱器（EA-2205A/B）的冷甲醇換熱降溫后送入塔（C-2201/C-2202）脫碳段下部作為吸收劑。從H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）CO2吸收段下部流出的一股富甲醇溶液經吸收塔循環進料泵（P-2201A/S）加壓后，大部分進入吸收塔進料氨冷器（EC-2202）冷至-34流入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）下部預洗段，小部分送入經變換氣分離器（V-2201）分離出液體后的變換氣中，以防結冰。從H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）CO2吸收段下部

13、流出富含CO2及CO、H2 并含微量H2S的富甲醇溶液進入中壓閃蒸塔（C-2203）上段減壓閃蒸出CO、H2氣。上段閃蒸氣從中壓閃蒸塔下段中間段進入繼續閃蒸。來自H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）H2S吸收段的富含H2S及CO2、CO、H2的富甲醇溶液進入中壓閃蒸塔（C-2203）下段閃蒸，閃蒸氣從中壓閃蒸塔（C-2203）下段頂部排出。排出氣（-29，1.4MPa）經閃蒸氣壓縮機后冷器（EA-2214）換熱升溫至25，進入閃蒸氣壓縮機緩沖罐（V-2204）緩沖，進入閃蒸氣壓縮機（K-2201）壓縮，壓縮后進入閃蒸氣壓縮機水冷器（EA-2213）冷卻至42，再經閃蒸氣壓縮機出

14、口緩沖罐（V-2207）、進入閃蒸氣壓縮機后冷器（EA-2214）與來自中壓閃蒸塔（C-2203）的排出氣換熱冷卻至-11，送入變換氣中以提高變換氣中有效組份CO、H2的含量。若生產中發生緊急情況時可從閃蒸氣壓縮機后冷器（EA-2214）出口后的管道排往火炬氣總管。從中壓閃蒸塔（C-2203）上段底部排出的富含CO2甲醇溶液經閃蒸甲醇氨冷器（EC-2206）冷卻至-34分兩股進入氣提/CO2解吸塔（C-2204）上段，與來自中壓閃蒸塔（C-2203）下段底部的一股經閃蒸甲醇冷卻器（EA-2215）冷卻至-41的含CO2、H2S富甲醇溶液共同閃蒸出純度達99.99的CO2氣體。CO2氣體從塔頂部

15、排出，經原料氣/凈化氣/CO2產品換熱器（EA-2202, 多流股繞管換熱器）換熱升溫至-6后進入原料氣/CO2產品氣換熱器（EA-2216）,與原料氣換熱后一部分去CO2壓縮工段，一部分送往排氣總管。由中壓閃蒸塔（C-2203）下段底部出來的含CO2、H2S富甲醇溶液經閃蒸甲醇冷卻器（EA-2215）冷卻至-41，大部分進入氣提/CO2解吸塔（C-2204）上段閃蒸，小部分進入再吸收塔（C-2204）下段。閃蒸出CO2氣體后含少量 CO2和H2S富甲醇溶液流入塔（C-2204）下段。這些富甲醇溶液在塔（C-2204）中，被經氮氣冷卻器（EA-2207）預冷后的-46氮氣氣提，從塔（C-220

16、4）下段頂部排出含部分CO2、微量H2S等雜質的氣體。雜質氣體一股在氮氣冷卻器（EA-2207）預熱至16后去尾氣水洗塔（C-2207）經水洗后放空，另一股經酸性氣/尾氣換熱器（EA-2211A/B）預熱后去尾氣水洗塔（C-2207）經水洗后放空。還有一股經尾氣換熱器（EA-2217）換熱后去尾氣水洗塔（C-2207）經水洗后放空。氣提/CO2解吸塔（C-2204）下段中部由氣提/CO2解吸塔循環泵（P-2202A/S）抽出含H2S的甲醇溶液分兩股：一股進入酸性氣分離器（V-2202），由酸性氣分離器（V-2202）頂部出來的含H2S氣體進入氣提/CO2解析塔（C-2204）下段中下部，以最大

17、程度的富集硫組份；另一股經氣提/CO2解析塔甲醇/貧甲醇換熱器（EA-2205A/B）、甲醇循環冷卻器（EA-2204）兩次換熱升溫至-42回流入塔（C-2204）下段中下部。從塔（C-2204）下段底部出來的富含H2S的甲醇溶液由熱再生塔進料泵（P-2203A/S）加壓經貧/富甲醇換熱器（EA-2206A-L）換熱，由-58升溫至94后進入熱再生塔（C-2205）。低壓蒸汽通入熱再生塔再沸器（EC-2204）加熱，產生精餾所需的氣體。由熱再生塔（C-2205）頂部出來的富含H2S的酸性氣體經尾氣換熱器（EA-2217）,熱再生塔頂冷凝器（EA-2209）冷凝，在回流罐（V-2203）分離出冷

18、凝液，氣相經酸性氣再加熱器（EA-2210）、酸性氣/尾氣換熱器（EA-2211A/B）兩次換熱冷卻后進入酸性氣分離器（V-2202），分離出富含H2S、COS的克勞斯氣體和甲醇溶液，富含H2S、COS的克勞斯氣體經酸性氣再加熱器（EA-2210）加熱升溫后送硫回收裝置。酸性氣分離器（V-2202）分出的甲醇溶液流入回流罐（V-2203），與已有凝液經熱再生塔回流泵（P-2207A/S）送入熱再生塔（C-2205）頂部回流。熱再生塔（C-2206）中部充分再生的貧甲醇經H2S/CO2吸收塔進料泵（P-2204A/S）加壓大部分經貧/富甲醇換熱器（EA-2206A-L）、氣提/CO2解吸塔甲醇/

19、貧甲醇換熱器（EA-2205A-B）冷卻至-58分進入H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）頂部，需要時引一股進中壓閃蒸塔（C-2203）下段上部回流。經H2S/CO2吸收塔進料泵（P-2204A/S）加壓后的小部分甲醇回流入熱再生塔（C-2205）中部。從熱再生塔（C-2205）底部出來的含水量大的甲醇水溶液經甲醇/水分餾塔進料泵（P-2206A/S）送入甲醇/水分餾塔換熱器（EA-2208）冷卻后，進入甲醇/水分餾塔（C-2206）。從H2S/ CO2吸收塔（C-2201/C-2202）底部流出，在系統壓力下經甲醇/水分餾塔換熱器（EA-2208）加熱后的含灰質、H2S、CO

20、2的污甲醇進入甲醇/水分餾塔（C-2206）中部。為保證系統平衡在進入甲醇/水分餾塔換熱器（EA-2208）的入口管線上增加補充新鮮甲醇的管線。甲醇/水分餾塔（C-2206）底部用中壓蒸汽加熱甲醇/水分餾塔再沸器（EC-2205）產生氣提蒸汽進入甲醇/水分餾塔（C-2206）,塔頂部出來的新鮮甲醇蒸汽進熱再生塔（C-2205）中部。底部送出的污水經廢水冷卻器（EA-2212）水冷后送污水處理裝置。系統排出的污甲醇回收入地下污甲醇罐（V-2206），由地下污甲醇泵（P-2208）送回系統進一步利用。停車時從系統中倒出的甲醇液存放在甲醇儲存罐（V-2209）中。開車時用的甲醇及系統補充的新鮮甲醇儲

21、存于新鮮甲醇罐（V-2208）,通過新鮮甲醇泵（P-2209）加壓送入系統。脫硫、脫碳（2200）工藝流程詳見附圖：A205-26-2200-040-0013.硫回收由低溫甲醇洗來的壓力0.16MPa（G），溫度約26.85，H2S含量約為25.56的酸性氣體進入酸性氣分離器（V-2101）分液后，通過酸性氣預熱器（E-2101）用1.27MPa（G）低壓飽和蒸汽預熱至160后，進入酸性氣體燃燒爐（F-2101）。同時由燃燒爐空氣鼓風機（K-2101A/S）加壓至0.078MPa（G）的空氣經空氣預熱器（E-2102）用1.27MPa（G） 低壓飽和蒸汽預熱至160后，也進入酸性氣體燃燒爐（F

22、-2101），空氣的流量是由酸性氣的流量和分析測定的酸性氣含硫量及化學反應所要求的氧氣量來確定的，流量大小由調節閥來調節控制。在燃燒爐內酸性氣體與氧氣進行部分燃燒反應，主要反應方程式為：H2S+3/2O2 SO2+H2O+Q1H2S+ 1/2SO2 3/4S2+H2O+Q2燃燒后的高溫過程氣進入余熱鍋爐（E-2103）通過副產1.27MPa（G）蒸汽將過程氣冷卻至350，再進入一級冷凝冷卻器（E-2104）冷卻至170分離出單質硫，同時副產0.5MPa（G） 低壓飽和蒸汽。過程氣經一級摻合閥用酸性氣體燃燒爐（F-2101）爐內高溫氣體摻合至240后，進入克勞斯反應器（R-2101），在克勞斯反

23、應催化劑作用下，硫化氫與二氧化硫發生反應，生成硫磺，主要反應方程式為：2H2S+ SO2 3/XSX+2H2O+Q從克勞斯反應器（R-2101）出來，溫度為290的反應過程氣經二級冷凝冷卻器（E-2105）冷卻至160分離出單質硫，同時副產0.5MPa（G） 低壓飽和蒸汽。過程氣再經二級摻合閥，用酸性氣體燃燒爐（F-2101）爐內高溫氣流摻合至220，后進入氧化反應器（R-2102），反應器內總的化學反應是硫化氫與氧反應，生成硫和水，主要反應方程式為：H2S+ 3/2O2 SO2+H2O+Q1H2S+ 1/2SO2 3/4S2+H2O+Q2反應產生的熱量一部分用于提高反應器自身溫度，一部分通過

24、設備內設置的盤管換熱。氧化反應器采用內水-蒸汽管冷，與汽包（V-2104）相連接，汽包副產2.5MPa（G） 中壓飽和蒸汽，通過調節汽包蒸汽壓力來控制氧化反應器（R-2102）內的溫度為320，控制氧化反應器氣體出口溫度為160，且為氣態。從氧化反應器出來的反應氣進入硫冷凝器（E-2106）冷卻并冷凝氣體中的硫，硫冷凝器的管外副產0.5MPa（G）低壓飽和蒸汽，通過調節蒸汽壓力，控制管程的出口溫度為150，既要使氣體中的硫冷凝下來，又不能低于硫的凝固點而使管道堵塞。氣液混合的硫進入硫分離器（V-2103），使液態硫和氣體分離，分離出的液態硫經硫液封（V-2102）后去液硫貯槽（V-2106A/

25、B），由液硫泵（P-2102A/B）升壓去硫磺造粒機（M-2101）成型為硫磺顆粒后，裝袋出售。分離器出來的尾氣壓力0.02MPa（G），溫度150，經洗滌塔（C-2101）冷卻水洗滌降溫后，通過水封（V-2108）送廠區放空總管。洗滌塔（C-2101）底部排出的廢液進入水沉淀槽（V-2105），沉淀后經洗滌液泵（P-2101A/S）升壓循環使用，一部分與分離器出來的尾氣混合，用于降低進塔尾氣溫度，另一部分進入水冷卻器（E-2107），通過與循環水換熱降溫后，進入洗滌塔（C-2101），在洗滌塔內與尾氣逆流接觸，對尾氣進行洗滌、降溫。余熱鍋爐、一級冷凝冷卻器、二級冷凝冷卻器、汽包、硫冷凝器副產

26、的蒸汽回收利用。硫回收工藝流程詳見附圖：A205-26-2100-040-0014.CO2壓縮來自脫硫脫碳單元，壓力為0.04MPa（G）、溫度為29.42的二氧化碳氣經外管網送入二氧化碳壓縮機（K-2301 A/B/C/S）一級進氣緩沖器，然后進入壓縮機一段氣缸壓縮，壓縮后的氣體經一級排氣緩沖器進入一級冷卻器，經冷卻降溫并分離出冷凝水后，再進入二級進氣緩沖器，共經過四段壓縮、冷卻、分離后的二氧化碳氣壓力為8.0MPa（G），經外管網送至輸煤系統。當氣化初始開車，脫硫脫碳單元沒有解吸出來的二氧化碳氣時，二氧化碳壓縮只能從空分裝置來的低壓氮氣（壓力P=0.006MPa（G），溫度t=37）經外管

27、網送入二氧化碳壓縮機（K-2301 A/B/C/S），經四段壓縮后的氮氣（壓力P=5.0MPa（G）送至輸煤系統以滿足氣化單元的開車需要，經過氣化單元開車后產生的粗煤氣經過脫硫脫碳單元而解吸出來的二氧化碳氣送至二氧化碳壓縮單元，經切換二氧化碳氣進入二氧化碳壓縮機（K-2301 A/B/C/S），這時壓縮機的運行為正常的壓縮運行。使整體生產流程進入正常操作狀態。從各級冷卻分離器分離出來的水，匯集后經外管送入氣化單元渣場廢水。CO2壓縮工藝流程見附圖：A205-26-2300-040-0015.合成氣壓縮合成氣壓縮機為透平式壓縮機，由一機兩段組成，分別定義為壓縮段和循環段。來自脫硫脫碳單元的凈化氣

28、（壓力為3.08MPa（G）、溫度為29.32）經外管網送入合成氣壓縮機（K-2401）壓縮段壓縮，經壓縮段壓縮后的凈化氣壓力為6.48MPa（G）、溫度為140,然后進入中間氣體冷卻器（E-2401），經冷卻后的凈化氣壓力為6.45MPa（G）、溫度為40，再與來自合成工段的6.58MPa（G）、40的循環氣混合，混合后的氣體進入合成氣壓縮機（K-2401）循環段壓縮，經壓縮后的合成氣壓力為6.80MPa（G）、溫度為46.8，經循環段壓縮后的合成氣一部分進入防喘震冷卻器（E-2402）經冷卻后返回壓縮機循環段入口，以保證合成氣壓縮機的穩定運行，另一部分合成氣通過外管送至合成系統。合成氣壓縮

29、機采用凝汽式汽輪機驅動，從外管網來的3.82MPa（G）、420過熱中壓蒸汽進入汽輪機（KT-2401），做功后的蒸汽進入汽輪機凝汽器（TE-2401）冷凝，出凝汽器蒸汽冷凝液送至外管網。由于凈化氣為有毒、易燃、易爆氣體，在正常運行期間，壓縮機軸密封應該保證該氣體不泄露至大氣中，應該將其從壓縮機可靠安全地排出，同時還應該保證壓縮后的氣體不受油污染，以保證合成觸媒的使用活性，因此，壓縮機采用串聯式干氣密封系統。合成氣壓縮工藝流程見附圖：A205-26-2400a-040-0016.氨壓縮生產過程中氨壓縮單元為空分（4000）裝置和脫硫、脫碳（2200）單元提供所需的冷量，氨壓縮單元（2400b）

30、設有一臺氨壓縮機組，其目的是把來自空分單元和脫硫脫碳單元的氣氨進行壓縮，以便用冷卻水將氣氨冷凝成液氨循環使用。開車時將液氨補充進液氨槽（V-2411），之后自液氨槽引出液氨送往空分（4000）單元和脫硫脫碳（2200）單元節流膨脹后換熱蒸發，蒸發后自空分（4000）和脫硫脫碳（2200）單元返回的+4氣氨進入1氣液分離罐（V-2412）；自脫硫脫碳（2200）單元返回的-40氣氨進入2氣液分離罐（V-2413）。1氣液分離罐（V-2412）蒸發的氣氨進入氨壓縮機（K-2411）二段入口；2氣液分離罐（V-2413）蒸發的氣氨進入氨壓縮機（K-2411）一段入口。經氨壓縮機（K-2411）一段增

31、壓后的氣氨再經過1段間冷卻器（EA-2413）進行冷卻，之后與來自1氣液分離罐（V-2412）的氣氨匯合后進入氨壓縮機（K-2411）二段入口，自氨壓縮機（K-2411）二段增壓后的氣氨經過2段間冷卻器（EA-2412）進入氨壓縮機（K-2411）三段入口，最后，自氨壓縮機（K-2411）三段增壓后的氣氨壓力達到1.8MPa（G），溫度達到127.3，此時的氣氨進入氨冷卻器（EA-2411）與冷卻水換熱后冷凝成40、1.6MPa（G）的液氨進入液氨槽（V-2411），液氨再從液氨槽（V-2411）分別送往空分（4000）單元和脫硫、脫碳（2200）單元使用，蒸發后的氣氨返回氨壓縮單元繼續循環使

32、用。另外，自液氨槽（V-2411）引出的一股液氨分別進入1氣液分離罐（V-2412）和2氣液分離罐（V-2413）內的盤管，之后返回液氨槽（V-2411），用于將氣液分離罐內的液氨蒸發。氨壓縮工藝流程見附圖：A205-26-2400b-040-0017.合成來自壓縮單元壓力為6.80Mpa（G），溫度為46.8的合成氣首先進入中間換熱器（E-2501）與出甲醇反應器（R-2501）的甲醇反應產物進行熱交換，將合成氣升溫至225左右進入甲醇反應器，在催化劑的作用下，進行甲醇合成反應，該反應方程式為：CO2H2CH3OH CO23H2CH3OHH2O從甲醇反應器出來的溫度為250275的反應產物進

33、入中間換熱器（E-2501），與來自合成氣壓縮單元的合成氣換熱降溫至102左右后先進入最終冷卻器EA-2502A/B脫鹽水冷卻器進行冷卻，同時將脫鹽水加熱送往脫鹽水裝置進行二級脫鹽，冷卻后的粗醇氣和粗甲醇進入最終冷卻器EA-2502C/D，經循環冷卻水冷卻至40后送入甲醇分離器（E-2503A/B），進行氣液分離，分離出的循環氣送合成氣壓縮工段，一部分弛放氣送馳放氣洗滌塔（C-2501）經脫鹽水進一步洗滌后送氫回收（2500a）。從甲醇分離器分出的液體粗甲醇進入閃蒸槽（V-2502），進一步閃蒸出溶于其中的氣體，經外管網送氣化裝置做燃料，從閃蒸槽（V-2502）出來的產品粗甲醇送甲醇精餾工段。

34、甲醇反應器開車時，通過開工蒸汽噴射器（JR-2501）向反應器加入中壓蒸汽，進行催化劑的升溫還原。甲醇合成反應是放熱反應，生產過程中通過向甲醇反應器中通入鍋爐水來帶走反應熱，鍋爐水以及水蒸汽排出甲醇反應器，進入汽包（V-2501），汽包出來的中壓蒸汽送入外管網，汽包排水與甲醇反應器（R-2501）排水匯合后進入閃蒸罐，經過閃蒸后壓力為0.4Mpa，溫度為150的低壓蒸汽送入外管網回收使用。合成工段工藝流程詳見附圖：A205-26-2500-040-0018.氫回收來自合成單元壓力為6.58MPa（G），溫度為40的甲醇馳放氣首先進入馳放氣分離器（V-2511）用于除去馳放氣中的液體。離開馳放氣

35、分離器（V-2511）的馳放氣含有該溫度、組成下的飽和水蒸汽。為避免水蒸汽在普里森分離器（V-2512）滲透側濃縮后凝結，同時為使分離器處于最優化的工作狀態，設一馳放氣加熱器（E-2511）將馳放氣升溫至50，該加熱器加熱介質為低壓蒸汽，通過TV-25101進行溫度調節，并設有馳放氣溫度高低報警及高聯鎖。加熱后的馳放氣進入膜分離器（V-2512）回收其中的氫氣，富氫的滲透氣通過中空纖維膜管壁從靠近分離器馳放氣入口的滲透氣管口出去去合成氣壓縮工段。非滲透氣離開普里森分離器的殼程，該氣體氧含量已經很少，減壓后直接去氣化裝置做燃料。氫回收工段工藝流程詳見附圖：A205-26-2500a-040-00

36、19.精餾甲醇精餾（2600）是把從甲醇合成來的粗甲醇液體混合物進行多次加熱汽化、冷凝、回流的精餾過程，從加壓精餾塔和常壓精餾塔頂回流冷凝液中得到精甲醇產品。本項目采用三塔流程。從甲醇合成來的粗甲醇進入粗甲醇計量槽（V-2601A/S）。由粗甲醇泵（P-2601A/S）送出,經粗甲醇預熱器（E-2601）預熱后（約65）到預精餾塔預精餾。預精餾塔共設有48塊塔板，在第32、36、40塊塔板上設有進料口。依據操作情況選定一個進料口。預精餾塔的操作壓力約為0.05MPa（G），塔釜溫度維持在81，塔頂溫度維持在73，預塔再沸器的熱源為壓力0.5MPa（G）溫度158的低壓蒸汽。從預精餾塔頂部出來的

37、氣體包括不凝性氣體、輕組分、水蒸氣及甲醇氣相。經過預塔一級回流冷凝器（E-2602A）和預塔二級回流冷凝器 （E-2602B） 冷凝后，大部分水分和甲醇通過預塔回流槽（V-2602）至預塔回流泵（P-2602A/S）送入預精餾塔（C-2601）頂部第48塊塔板進行回流，在回流液中加入2%的NaOH堿液控制酸度。加入10%的萃取水，以保證粗甲醇液相中雜質的水解作用。不凝氣和低沸點組份及少量甲醇氣經預塔水封（V-2608）就地高空排放。從預精餾塔塔底出來的溫度約為81的粗甲醇由加壓塔給料泵（P-2603A/S）送至加壓精餾塔（C-2602）的進料口進料。加壓精餾塔共設有84塊塔板，在第8、10塊塔

38、板上設有進料口可供選用。加壓塔的操作壓力約0.57MPa（G），塔底溫度維持在127，塔頂溫度約為121。加壓塔再沸器的熱源為壓力為0.5MPa（G），溫度為158的低壓蒸汽。從加壓塔頂部出來的甲醇氣體（溫度約121），進入冷凝器/再沸器（E-2606A/S）（冷凝溫度：約115），與常壓塔釜液相換熱，冷卻為110的液相后，一部分進入加壓塔回流槽（V-2604），經加壓塔回流泵（P-2604A/S）送入加壓塔頂部第84塊塔板上進行回流；另一部分甲醇經加壓塔精甲醇冷卻器（E-2605）冷卻至40，作為產品甲醇送至精甲醇計量槽（V-2605A/S）。加壓塔底部的粗甲醇靠加壓塔自身的壓力進入常壓塔進

39、料口。常壓精餾塔（C-2603）共設有84塊塔板，在第30、32、34塊塔板上設有進料口，通常在第26塊塔板進料。常壓塔塔釜溫度維持在105，塔頂溫度約66，壓力在0.0060.01MPa（G）。從常壓塔頂出來的氣體進入常壓塔回流冷凝器（E-2607）冷凝降溫至60進入常壓塔回流槽（V-2604）。經常壓塔回流泵（P-2605A/S）一部分送入常壓塔頂部第84塊塔板上進行回流；另一部分送常壓塔精甲醇冷卻器（E-2610）冷卻至40，作為產品甲醇送到精甲醇計量槽（V-2605A/S）。為了節能及減少用水量，冷凝器/再沸器（E-2606A/S）的熱源為加壓塔頂出來的甲醇氣冷凝過程中釋放出來的熱量。

40、高級醇（即雜醇油）：濃集于常壓塔下部第614塊塔板上，在第6、8、10、12和14塊塔板上設有雜醇油采出口，采出的雜醇油經雜醇油冷卻器冷卻至50后進入雜醇油槽，經雜醇油泵送出作為它用或裝車外運。精甲醇計量槽（V-2605A/S）內的精甲醇經分析化驗，質量合格的由精甲醇泵送精甲醇庫區，質量不合格的由精甲醇泵（P-2606A/S）送回粗甲醇計量槽（V-2601A/S）再次循環精餾。由常壓塔底出來的塔底廢水含有30PPm（wt%）的微量甲醇，溫度約為105，壓力為0.01MPa（G），經常壓塔底廢水冷卻器（E-2609）冷卻至50后，由常壓塔底廢水泵（P-2610A/S）送廠化學污水處理站。甲醇精餾

41、（2600）主項的操作控制系統進入廠區DCS系統。若在事故狀態下由控制系統可直接停止各臺泵的運行。精餾（2600）工段工藝流程詳見附圖：A205-26-2600-040-00110.罐區甲醇罐組設置2個10000m3的精甲醇儲罐（V2801A/B）和1個3000m3的粗甲醇儲罐（V2802）。來自精餾工段的精甲醇進入精甲醇儲罐，精甲醇自精甲醇儲罐自流至甲醇泵房，經精甲醇輸送泵（P2801A/B/C/S）加壓送至火車發車棧臺及汽車發車棧臺。來自合成工段的粗甲醇進入粗甲醇儲罐，粗甲醇自粗甲醇儲罐自流至甲醇泵房，經甲醇輸送泵（P2802A/S）加壓送至精餾工段。甲醇回收系統：在甲醇罐組防火堤西側設置

42、甲醇收集罐（V2802）及甲醇液下泵（P2804），甲醇泵輸送泵和甲醇儲罐的殘液通過匯集總管排至甲醇收集罐內，當液位達到一定高度，經甲醇液下泵（P2804）加壓后送至精餾工段。其中甲醇分廠各工段都有可能發生一些危機人身、財產等安全的隱患。諸如：NH3 、H2S、CO、CH3OH等有毒氣體的泄露；CO、H2、NH3 、H2S、CH3OH等易燃易爆氣體；高溫高壓的甲醇合成系統、變換系統；低溫的甲醇洗系統凍傷等等。特別是甲醇罐區、液氨貯罐及管道為重大安全隱患防范區。一旦發生事故將波及廠區、周邊區域。二、應急救援指揮部的組成、職責和分工（一）指揮機構組成甲醇分廠事故應急救援指揮領導小組，由分廠廠長、書

43、記、副廠長、安全員、化工班組組成。組 長：任有生副組長：徐德玉 安濤 王青虎 范景中成 員：安全員、各化工班長如發生煤氣、甲醇、氨氣泄漏等重大事故時，以領導小組為基礎，立即成立事故應急救援指揮部，分廠廠長任總指揮，書記、副廠長任副總指揮，負責應急救援工作的組織和指揮，指揮部設在廠長辦公室。分廠廠長不在單位時由副廠長任指揮，分廠廠長，副廠長不在單位時按小組成員順序負責指揮，全權負責應急救援工作。 （二）事故處理應急援救領導小組職責1、負責本工區事故預案的制定和修訂。2、組織本工區處理事故應急救援專業隊伍，并組織預案的實施、演練。3、檢查督促做好重大事故的預防措施和應急處理救援的各項準備工作。4、

44、發生重大煤氣、甲醇、液氨泄漏事故時，組織指揮處理事故。做好事故報警、情況通報及協調與外單位的救援行動。5、組織事故調查、總結處理事故應急救援工作的經驗教訓，盡快組織恢復正常生產。（三）指揮部人員分工： 總指揮：組織指揮應急救援； 副總指揮：協助總指揮負責應急救援的具體指揮工作 指揮部成員： 1.負責事故處置時生產系統、開停車協調工作，事故現場通訊聯絡和對外聯系； 2.協助總指揮做好事故報警、情況通報及事故處置工作，負責事故現場有害物質擴散區域內的監測工作，必要時代表指揮部對外發布有關信息； 3.負責治安保衛、警戒、疏散、道路管制工作，負責事故現場的滅火及有害物質擴散區域內的洗消工作；4.負責事

45、故處置時的技術指導工作； 5.各班班長：協助總指揮負責工程搶險搶修工作的現場指揮； 三、危險目標的確定及其潛在危險性的評估（一）危險目標的確定根據轄區的生產、使用、貯存危險化學品的品種、數量、危險性質以及生產中可能引起化學事故的特點，確定以下場所為應急救援危險目標：危險目標：甲醇合成塔、變換爐、甲醇罐區、氨貯槽、油站、氨冷器、換熱器、分離器等轄區設備及高壓工藝管道。2、危險特性：生產過程中主要危險原料有一氧化碳、氫氣、甲醇、硫化氫、氣氨、液氨等，上述物質均為易燃和可燃氣體或液體，他們的火災危險特性見下表：火災爆炸危險物特性一覽表物料名稱閃點燃點爆炸極限V%毒性火災危險類別爆炸級組上限下限一氧化

46、碳-5060512.55.4高度危害乙AT1氫氣560375.6-甲CT2甲醇16473436.5中度危害乙AT2硫化氫-2604.345.5高度危害甲BT3氨-65116.125.0高度危害甲AT1（二）潛在危險性的評估上述危險的物質在突然泄漏，操作失控或自然災害的情況下，存在火災、爆炸、人員中毒、燒傷、凍傷、窒息、環境污染等嚴重事故的潛在危險，液氨儲槽、甲醇貯罐等發生化學事故的可能性較大，且以上各種危險化學品貯存量越大越危險。 潛在危險性：甲醇分廠所屬裝置與前面氣化廠的造氣工序緊密相連形成一個有機的甲醇生產的主體工藝線路，任何一個環節出現大的波動或發生故障，都會不同程度的影響到相關的工序，

47、如合成車間在生產過程中，當出現操作失誤、停電、停氣、停水等異常工況時，就可能出現壓縮機跳車、甲醇、 液氨煤氣中的一氧化碳和氫氣泄漏 ，而伴隨有發生設備損壞、人員中毒、燒傷或火災爆炸等惡性事故的潛在危險性。事故可能造成的后果：（一）合成氣泄漏區域有發生爆炸、火災的危險，CO、H2S等有毒氣體會造成周圍人員中毒、死亡。 （二）液氨、甲醇對下風處疏散不及時的人員造成傷害。（三）液氨對下風處的農作物、綠化植物及水產養殖、空氣造成污染。（四）液氨、甲醇泄漏嚴重時，下風處的交通將受到阻礙，擴散區域的工、農業生產和人員的一切活動將受到不同程度的影響。（五）合成氣擴散區域（燃煤鍋爐等明火區域及不防爆區）有燃燒

48、、爆炸的危險性，可能造成較大的人員傷亡或財產損失。（六）合成氣氨氣、甲醇擴散區域的空氣、河道、水體可能造成污染。四、救援隊伍分廠全體職工都負有化學事故應急救援的責任，各化工班組組成的救援專業隊，是化學應急救援的骨干力量，其任務主要是負擔本工段各類化學事故的處置。救援專業隊的組成及分工如下： 1.通信聯絡組：由范景中負責，共3人，擔負各組之間的聯絡和對外聯系通信任務。 2.治安隊：由任有生負責，共5人，擔負現場治安、交通指揮、設立警戒、指導群眾疏散。 3.搶險組：由安濤負責，共10人，擔負查明毒氣性質，提出堵漏措施，搶救傷員。 4.消防組：由徐德玉負責，共10人，擔負滅火、洗消任務，必要時請求社

49、會援助。 5.搶修組：由王青虎負責，共5人，擔負搶險搶修任務。 五、裝備和信號規定 為保證應急救援工作及時有效，事先必須配備裝備器材，并做出信號規定。 1、根據需要，各救援隊伍要將搶險搶修、個體防護、醫療救援、通信聯絡等裝備器材齊全。平時要專人維護、保管、檢驗，確保器材始終處于完好狀態，保證能有效使用。 2、信號規定。公司救援信號主要是用電話報警及聯絡，指揮部向全體職工發布救援信號。公司報警電話：消防隊：4522219調度處：8000醫療救護電話：120城市消防隊電話：119 六、制定事故預防措施（一）根據有關規定，根據各危險源的安全狀況等級和內部腐蝕情況，對其進行定期檢驗：安全狀況為1-3級

50、時，每6年至少一次,安全狀況為3-4級或內部腐蝕較嚴重時，每3年至少一次。（二）嚴格控制液面高度，嚴禁超量儲存。（三）嚴禁誤操作，防止高壓串低壓。（四）定期檢查設備安全閥，保證其靈敏可靠。（五）對設備壓力、液位指示、報警及各種聯鎖經常維護，保證處于良好運行狀態。（六）定期對設備避雷設施進行檢查、維修。（七）定期對設備進行防腐保溫。（八）工程技術人員、操作人員按要求對裝置區域定期進行巡檢，發現事故隱患及時處理。七、事故處置（一）處理程序1、事故發現者可根據事故的情況，立即向班長、分廠、調度室、消防隊、報警。2、班長接到報警后要盡快趕到現場指揮處理事故，事故處理人員要保持冷靜，不要驚慌，在采取安全

51、措施的情況下，視情況切斷工藝氣來源，做停車處理。3、如果煤氣、甲醇、硫化氫、液氨泄漏嚴重無法控制，班長要盡快報告調度室及甲醇廠應急援救小組，并將事故的詳細部位、泄漏程度及可能產生的后果詳細匯報。4、在應急救援小組趕到事故現場之前，班長可做以下工作：通知各崗位人員盡量集中到工作崗位，做好安全防范措施。各崗位人員應服從留守搶險或疏散的命令。5、甲醇廠事故救援小組宣布成立，應迅速查明事故發生源點，凡能經切斷物料或倒罐等處理措施而消除事故的應以自救為主，如果事故得不到控制，及時發出救援請求，由公司救援隊進行救援工作。6、事故處理結束后，組織好恢復生產、事故調查和總結經驗教訓。（二）處理原則事故處理原則

52、是：“盡快控制消滅事故源，及時救護傷員，避免事故擴大化，最大限度的減少人員傷亡和財產損失。”（三）注意事項1、發生煤氣、甲醇、硫化氫、液氨泄漏事故后一定要堅持先救人的原則。除及時搶救現場中毒人員外，對其他下風向崗位要及時通知安全防范。如工作需要不能離開，要戴好防護器材后才能堅守崗位。2、在高濃度區域處理事故搶救中毒人員時，嚴禁使用過濾式防毒面具，應使用正壓式空氣呼吸器或氧氣呼吸器。3、使用各種防護器材要首先進行檢查，特別是檢查呼吸器的氣瓶壓力是否在正常范圍內，待檢查一切正常后方可使用。4、進入泄漏區搶險時要2人以上進入現場，嚴禁1人進入，防止發生意外。（四）甲醇泄漏首先切斷甲醇泄漏源，用氮氣稀

53、釋泄漏點，防止形成爆炸混合物；切斷甲醇泄漏源時，人員要配戴好防毒面具，防止中毒；若不能切斷泄漏源，要進行緊急停車。（五）著火首先要切斷著火源，若著火源不能切斷，應用蒸汽、氮氣進行滅火；若火勢較大，不能撲滅時，要進行緊急停車。例如：甲醇罐區著火（爆炸）事故應急預處理措施：第一步：及時逐級匯報事故。發生事故后，當班的班長（包括安全員、副班長）要在組織人員進行前期處理的同時還必須馬上了解事故初步情況并向車間、調度室和公司有關部門匯報、報警；匯報內容為發生事故的種類、發生時間和準確地點、有無人員傷亡或被困情況發生等并將情況向車間所有崗位人員報告。 第二步：發生事故后在崗人員的處理：當班班長(或車間值班

54、人員)馬上組織能出動的所有人員在迅速做好自我防護后（佩戴空氣呼吸器）到出事地點進行相關處理：成立臨時搶險小組；首先在安全條件允許的前提下對出現受傷和被困的人員進行脫離現場的緊急救護；切斷甲醇泄漏源，用氮氣稀釋泄漏點，防止形成爆炸混合物；若不能切斷泄漏源， 判定事故罐部位后迅速啟動泡沫滅火系統及對應罐的閥門（必要時在對相鄰罐也進行泡沫隔離保護）并檢查并關閉事故罐與相鄰罐的連通閥門，組織崗位人員進行相關流程的變更，主要是切斷進料源，停止輸出作業，避免和延緩罐體因升溫發生爆炸和防止火勢蔓延而進一步擴大事態； 現場確不具備救人和開關閥門的安全條件則放棄（由車間管理人員加快向消防部門請求支援）。第三步：

55、控制消防水炮，對著火罐本身及周圍相鄰罐體進行降溫，并隨時報告進展情況。其它情況：若著火罐有爆炸的可能出現，所有的人員要迅速撤離到安全地帶，有專業消防人員對火情進行適當的控制；對于因爆炸而著火的罐，其救治重點要突出搶救人和對相鄰罐的卻。例如：氫氣泄漏發生火災應急處理程序步驟處 置負責人報警現場發現事故（件）后及時報告供氣商安全員、當班主操、班長、并和中控聯系。發現火災第一人供氣商安全員、主操和班長根據事故初始現象，做出判斷，及時啟動本預案供氣商安全員、主操、班長向公司消防隊4522219或119（內線）報警：說清事故發生地點、著火介質、火勢大小、報警人姓名、報警人電話。向公司應急指揮中心，中心領

56、導報告。如有人員受傷撥打公司內線120：說明受傷原因、傷勢輕重、受傷人數、受傷人員地點、報警人姓名、報警人電話。班長應急程序啟動中心領導接到通知，立即趕赴事故現場，各司其職，組織搶救工作。操作人員要聽從指揮，按指令進行工藝操作處理，其他人員由現場領導統一指揮。班長切斷泄漏源當發生泄漏未著火情況時：（1）如確認系供氣罐車某個鋼瓶與氫氣匯流排連接接處泄漏，處理如下：搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器。使用防爆工具，關閉供氣罐車泄漏鋼瓶出口閥和連接金屬軟管。合成或變換系統維持氮循環。（2）如確認系供氣罐車鋼瓶根部閥泄漏，處理如下：搶險人員穿防護用，戴空氣呼吸器，先關閉此鋼瓶的連接金屬軟管切斷閥，再嘗試關

57、閉此鋼瓶出口根部閥，與合成或變換系統隔斷。如果此鋼瓶根部閥關不死，則使用防爆工具斷開此處金屬軟管，與泄漏氣瓶分離，并移走泄漏氣瓶至合成或變換預留空地進行處置。合成或變換系統維持循環。（3）分析現場可燃氣含量，指揮供氣拖車從現場安全通道開至合成或變換預留空工；同時消防車隨供氣拖車跟進，用消防水對準泄漏處噴淋，同時調集泡沫滅火器備用，以防起火。供氣拖車達到預留空地后，等待此鋼瓶氣漏完。合成還原或變換硫化系統維持氮循環。(4)如確認是合成或變換系統內某法蘭或管線泄漏，處理如下：立即關閉氫氣匯流排出口切斷閥，變換切斷二硫化碳向系統的供給，切斷電加熱；合成關閉蒸汽加熱。合成或變換系統一邊卸壓，一邊向系統

58、充氮，同時接消防水對準泄漏處噴淋。當系統內可燃氣含量小于0.2%后，聯系帶壓堵漏或作別的堵漏處理。處理過程中檢測分析現場可燃氣含量。2、當發生泄漏并著火情況時，要判斷火源位置和火勢。（1）如確認是供氣拖車與氫氣匯流排連接處著火，處理如下：搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，首先關閉供氣拖車鋼瓶出口根部閥，再關閉氫氣匯流排出口切斷閥，隔離系統。合成還原或變換硫化系統維持氮氣循環。接消防水對泄漏處噴淋，等待余氣燒完或泄完。（2）如確認是氫氣匯流排出口切斷閥前法蘭（靠近拖車側）著火，搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，首先關閉供氣拖車鋼瓶出口根部閥。再嘗試關閉此閥，如因火勢較大無

59、法靠近，關閉系統內切斷閥。同時接消防水對泄漏處噴淋，等待余氣燒完或泄完。合成還原或變換硫化系統維持氮循環。（3）如確認是氫氣匯流排出口切斷閥后法蘭（靠近系統側）處著火，搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，首先關閉供氣拖車所有鋼瓶出口根閥，關閉系統內切斷閥，再嘗試關閉此閥，如因火勢較大無法靠近，接消防水對泄漏處噴淋，等待余氣燒完或泄完。合成還原或變換硫化系統維持氮循環。（4）如確認是系統內某處法蘭或管線著火，搶險人員穿防服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，首先關閉氫氣匯流排出口切斷閥，合成還原或變換硫化系統一邊降壓，一邊向系統補入氮氣，同時變換切斷二硫化碳的加入，切斷電加熱；合成系統關閉開

60、工蒸汽；隨后接消防水對著火處噴淋，等待火焰熄滅的同時，著手進行帶壓堵漏事宜或其它堵漏措施。（5）如確認是供氣拖車鋼瓶根部閥處著火，搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，首先關閉其它鋼瓶根部閥和氫氣匯流排出口切斷閥，再嘗試關閉著火鋼瓶根部閥，如因火勢較大無法靠近，斷開鋼瓶出口與匯流排的連接，指揮氫氣拖車沿安全通道開至凈化預留空地，同時消防車跟進，用消防水噴淋著火處。供氣拖車到達預留空地后，不間斷用消防水噴淋，等待此鋼瓶氣燒完。合成還原或變換硫化系統維持氮循環。班長當發生爆炸，判斷爆炸位置，如是氫氣及附屬設備爆炸，組織搶險人員穿防護服，戴空氣呼吸器，使用防爆工具，關閉所有鋼瓶出口根部閥和氫