1000噸重油催化裂化裝置安全評價

1、精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)專心-專注-專業(yè)精選優(yōu)質文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)1000萬噸/年重油催化裂化裝置安全預評價報告XXXXXXX2重油催化裂化裝置安全預評價2.1裝置概況本項目為中國石油天然氣股份有限公司某公司1000萬噸/年蘇丹原油工程中的一部分。本裝置原料為來自常減壓裝置的常壓渣油和減壓渣油及加氫裂化尾油，兩器技術采用快速床-湍流床串聯再生方案。裝置分為反應、分餾、吸收穩(wěn)定、主風機廠房、氣壓機廠房、余熱鍋爐、產品精制等幾個區(qū)域，各區(qū)基本上按流程式布置，占地面積：180130=23400 m2。2.1.1裝置名稱中國石油天然氣股份有限

2、公司某公司重油催化裂化裝置。2.1.2裝置規(guī)模及設計能力催化裂化裝置規(guī)模為350104t/a，實際加工量為351.10104t/a。裝置的干氣產量為9.27104t/a；擬定干氣脫硫規(guī)模為15104t/a；裝置的液化氣產量為58.98104t/a，擬定液化氣脫硫脫硫醇規(guī)模為60104t/a。擬建設一套140104t/a規(guī)模的汽油脫硫醇設施。裝置年開工時數為8400小時。2.1.3原料及產品2.1.3.1原料來源本裝置所加工原料為蘇丹1/2/4區(qū)混合原油常壓渣油、減壓渣油以及加氫裂化尾油，其原料配比：加氫尾油1.10104t/a（0.31）、常壓渣油210.00104t/a（59.81）減壓渣油

3、140.00104t/a（39.88）。2.1.3.2產品去向產品品種及去向見表2.1-1。表2.1-1 產品品種及去向序號產品品種產量（104t/a）產品去向產品1液化石油氣58.98去氣體分餾2汽油132.58去汽油醚化3輕柴油105.33去加氫精制副產品1干氣9.27去PSA2焦炭33.71轉化為熱能3油漿10.53去燃料油系統(tǒng)2.1.3.3物料平衡裝置物料平衡見表2.1-2。表2.1-2 催化裂化裝置物料平衡序號物料名稱數值備注w%kg/h104t/a一原料加氫尾油0.3113101.10常壓渣油59.81210.00減壓渣油39.88140.00合計100351.10二產品1干 氣2

4、.64110349.272液化氣16.807022058.983汽 油37.76132.584輕柴油30.00105.335油 漿3.001253910.536焦 碳9.604012633.717損 失0.208360.70合 計100351.102.1.4公用工程消耗2.1.4.1水用量裝置水用量見表2.1-3。表2.1-3 給排水量給排水點入 方出 方蒸汽新鮮水除氧水循環(huán)冷水壓力循環(huán)熱水自流循環(huán)熱水含油污水清凈廢水生活污水酸性水凝結水外供汽備注水冷卻器9691269129機泵冷卻88蒸汽發(fā)生器3318228生活用水17注汽4538合計1033169206912898745382282.1.

5、4.2電用量裝置電用量見表2.1-4。表2.1-4 電用量序號電壓V軸功率 kW備注110000（6000）-342223803200322090合計-1322.1.4.3蒸汽用量裝置蒸汽用量見表2.1-5。表2.1-5 蒸汽用量蒸汽負荷(t/h)0.4MPa1.0Mpa3.5Mpa產汽用汽汽包產汽背壓產汽裝置注汽加熱用汽汽包產汽汽機用汽裝置注汽加熱用汽2128657.540312862.1.4.4壓縮空氣用量裝置壓縮空氣用量見表2.1-6。表2.1-6 壓縮空氣用量序號項目壓力MPa(g)連續(xù)Nm3/min間斷Nm3/min正常最大正常最大1凈化壓縮空氣0.6601202非凈化壓縮空氣0.6

6、601202.1.4.5氮氣用量裝置氮氣用量見表2.1-7。表2.1-7 氮氣用量序號項目壓力MPa(g)連續(xù)Nm3/min間斷Nm3/min正常最大正常最大1氮氣0.553040合計302.2工藝流程、設備2.2.1工藝流程2.2.1.1技術方案的選擇 兩器技術采用快速床湍流床串聯再生方案； 反應部分工藝技術方案采用常規(guī)催化裂化反應型式，配合降烯烴催化劑和助劑來提高本裝置汽油產品的質量，滿足市場和環(huán)保的要求； 煙氣能量回收機組技術方案選同軸三機組方案； 余熱回收方案 = 1 * GB3 中、高溫位余熱回收方案裝置內中、高溫位余熱回收包括回收分餾二中、循環(huán)油漿、再生器過剩熱及再生煙氣的熱量，根

7、據熱源溫位情況，中、高溫位的熱源發(fā)生中壓蒸汽，所產生中壓蒸汽除部分用于驅動富氣壓縮機外，其余部分送出裝置，由系統(tǒng)統(tǒng)一考慮中壓蒸汽的合理利用問題。裝置正常情況下由回煉油和蒸汽輪機背壓產生101t/h低壓蒸汽，全部在裝置內使用，在自產低壓蒸汽不足時，由系統(tǒng)供給少量低壓蒸汽。 = 2 * GB3 低溫余熱回收方案分餾塔頂油氣、頂循環(huán)、輕柴、一中、穩(wěn)定汽油等可提供低溫余熱，除部分加熱裝置內的除鹽水外，其余部分全部產生熱媒水，外輸供氣分和其它裝置使用，最大限度回收催化裝置的低溫熱。 采用的其它工程技術 = 1 * GB3 PLY型高效旋風分離器； = 2 * GB3 冷壁式電液特閥； = 3 * GB3

8、 新型無龜甲網單層隔熱耐磨襯里； = 4 * GB3 變頻調速機泵； = 5 * GB3 新型的冷換設備。 產品精制方案 = 1 * GB3 干氣、液化氣脫硫化氫選用胺醇法脫硫工藝，脫硫溶劑選用國內新開發(fā)的復合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶劑； = 2 * GB3 液化氣、汽油脫硫醇采用無堿工藝（固定床無堿脫臭工藝技術）。2.2.1.2工藝流程重油催化裂化裝置包括反應再生、分餾、吸收穩(wěn)定、主風機及煙氣能量回收機組、氣壓機組、余熱鍋爐、產品精制等部分。 反應再生及煙氣能量回收部分反應再生部分工藝流程圖見附圖2-1。煙氣能量回收部分工藝流程圖見附圖2-2。原料油自裝置外進入裝置內原料油緩沖罐，經原料

9、油泵升壓后，再經原料油-頂循環(huán)油換熱器、原料油-輕柴油換熱器、原料油-循環(huán)油漿換熱器加熱至200左右進入提升管反應器，在此與690的高溫催化劑接觸并迅速升溫、汽化，在合適的反應時間內發(fā)生催化裂化反應。反應油氣與待生催化劑在提升管出口處經提升管出口粗旋迅速分離，再經單級旋風分離器進一步除去攜帶的催化劑細粉，最后離開沉降器，進入分餾塔。待生催化劑經提升管出口粗旋及沉降器單級旋風分離器料腿進入位于沉降器下部的汽提段，在此與蒸汽逆流接觸以置換催化劑所攜帶的油氣。汽提后的催化劑沿待生斜管下流，經待生滑閥進入再生器，與再生器二密相來的再生催化劑混合開始燒焦，在催化劑沿燒焦罐向上流動的過程中，燒去約90%左

10、右的焦炭，同時溫度升至690。較低含炭的催化劑在燒焦罐頂部經大孔分布板進入二密相，最終完成焦炭及CO的燃燒過程。燒焦過程中產生的過剩熱量由外取熱器取走。再生后的催化劑通過再生斜管，進入提升管反應器底部，以干氣作提升介質，完成催化劑加速、整流過程，然后與霧化原料接觸。再生器燒焦所需的主風由主風機提供，其中部分主風經增壓機升壓后，分別作為外取熱器流化風。再生器燒焦產生的煙氣，先經再生器旋風分離器分離其中攜帶的催化劑，再經三級旋風分離器進一步分離催化劑后，進入煙氣輪機膨脹作功，驅動主風機組。煙氣出煙氣輪機后進入余熱鍋爐進一步回收煙氣的顯熱后經煙囪排入大氣。 分餾部分分餾部分工藝流程圖見附圖2-3。由

11、沉降器來的反應油氣進入分餾塔底部，通過人字擋板與循環(huán)油漿逆流接觸，洗滌反應油氣中的催化劑并脫除過熱，使油氣呈飽和狀態(tài)進入分餾塔上部進行分餾。分餾塔頂油氣經分餾塔頂油氣熱水換熱器換熱后，再經分餾塔頂油氣空冷器和分餾塔頂油氣冷凝冷卻器冷卻至40，進入分餾塔頂油氣分離器進行氣液相分離。分離出的粗汽油由粗汽油泵抽出后打入吸收塔作吸收劑。富氣進入氣壓機。酸性水由酸性水泵抽出，作為富氣洗滌水送至氣壓機出口管線。輕柴油自分餾塔抽出自流至輕柴油汽提塔，汽提后的輕柴油由輕柴油泵抽出，經原料油輕柴油換熱器、輕柴油富吸收油換熱器、輕柴油熱水換熱器及輕柴油空冷器冷卻至60后，一路作為產品直接出裝置，另一路經貧吸收油冷

12、卻器冷卻到40送至再吸收塔作吸收劑?；責捰妥苑逐s塔自流至回煉油罐，經回煉油泵升壓后，一路經過回煉油蒸汽發(fā)生器冷卻后進入提升管反應器，一路返回分餾塔，另一路作為二中循環(huán)回流。分餾塔多余的熱量分別由頂循環(huán)回流、一中段循環(huán)回流、二中循環(huán)回流及油漿循環(huán)回流取走。頂循環(huán)回流自分餾塔抽出，用頂循環(huán)油泵升壓，經原料油頂循環(huán)油換熱器，頂循環(huán)油熱水換熱器溫度降至80后返回分餾塔；一中段回流油自分餾塔抽出后，經穩(wěn)定塔底重沸器、中段油熱水換熱器，溫度降至165返回分餾塔；二中循環(huán)回流與回煉油一同抽出，經過二中蒸汽發(fā)生器，溫度降到260C，返回分餾塔；油漿自分餾塔底由油漿泵抽出后經原料油循環(huán)油漿換熱器換熱，再經循環(huán)油

13、漿蒸汽發(fā)生器發(fā)生中壓飽和蒸汽后，溫度降至280，一部分返回分餾塔底。另一部分作為產品經產品油漿冷卻器冷卻至90后，直接出裝置送至燃料油罐區(qū)。必要時回煉油漿可自泵出口直接送至提升管反應器回煉。 吸收穩(wěn)定部分吸收穩(wěn)定部分工藝流程圖見附圖2-4。從分餾塔頂油氣分離器來的富氣進入氣壓機進行壓縮。氣壓機出口富氣先與富氣洗滌水匯合一起至壓縮富氣空冷器冷凝，再與解吸塔頂氣及吸收塔底油混合，經壓縮富氣冷凝冷卻器冷卻至40，進入氣壓機出口油氣分離器進行氣、液分離，分離后的氣體進入吸收塔用粗汽油及穩(wěn)定汽油作吸收劑進行吸收，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。貧氣至再吸收塔，用輕柴油作吸收劑進一步吸收后，干氣自塔

14、頂分出送至工廠燃料系統(tǒng)。凝縮油由解吸塔進料泵從氣壓機出口油氣分離器抽出后分成兩路，一路直接進入解吸塔頂部，另一路經穩(wěn)定汽油一凝縮油換熱器加熱進入解吸塔上部。解吸過程由塔底重沸器提供熱量，以解吸出凝縮油中的C2組分。解吸塔重沸器采用低壓蒸氣作熱量，脫乙烷汽油由塔底經穩(wěn)定塔進料泵抽出，經穩(wěn)定塔進料換熱器與穩(wěn)定汽油換熱后送至穩(wěn)定塔進行多組分分餾，穩(wěn)定塔底重沸器由分餾塔中段循環(huán)回流油提供熱量。液化石油氣從塔頂餾出，經穩(wěn)定塔頂空冷器、穩(wěn)定塔頂冷凝冷卻器冷至40后進入穩(wěn)定塔頂回流罐。液化石油氣經穩(wěn)定塔頂回流油泵抽出后，一部分作為穩(wěn)定塔頂回流，其余作為產品送至產品精制部分脫硫及脫硫醇。穩(wěn)定汽油從穩(wěn)定塔底流出

15、，經穩(wěn)定塔進料換熱器，穩(wěn)定汽油凝縮油換熱器，穩(wěn)定汽油除鹽水換熱器，分別與脫乙烷汽油、凝縮油、熱水換熱后，再經穩(wěn)定汽油冷卻器冷卻至40，一部分由穩(wěn)定汽油泵抽出送至吸收塔作補充吸收劑，其余部分送至產品精制裝置脫硫醇。氣壓機出口油氣分離器分離出的酸性水，送至裝置外（污水汽提裝置）處理。 產品精制部分 = 1 * GB3 干氣、液化氣醇胺脫硫部分：該工藝的主要流程為：該工藝的主要流程為：含硫干氣、液化石油氣首先進入干氣脫硫塔、液化石油氣脫硫塔下部，干氣、液化石油氣自塔底由下而上與來自塔頂的MDEA脫硫劑貧液逆向接觸。含硫干氣、液化石油氣中的硫化氫即被MDEA溶液所吸收，脫除硫化氫后的凈化干氣、液化石油

16、氣自塔頂排出，凈化干氣出裝置，脫除硫化氫后的液化氣進入液化石油氣脫硫醇部分，含硫化氫的富MDEA溶液自塔底送至硫磺裝置溶劑再生部分進行再生。工藝流程見附圖2-5、附圖2-6。 = 2 * GB3 液化氣固定床脫硫醇工藝流程簡述：經MDEA醇胺法脫除H2S的液化氣，進入固定床脫硫醇部分。液化氣首先進入水洗沉降罐水洗，再經胺液過濾器進一步分離出攜帶的胺液，以防夾帶胺液中的H2S加速脫硫劑的失活。除去胺液的液化氣進入裝有JX-6B羰基硫脫硫劑的固定床底部，液化氣中羰基硫COS等經JX-6B脫硫劑轉化為硫化氫，再經精脫硫反應器利用JX-2B脫硫劑，精脫除掉硫化氫及危害JX-2A硫醇轉化催化劑的其它有害

17、物質。精脫除硫化氫的液化氣，進入硫醇轉化反應器下部，在JX-2A脫硫劑作用下，利用溶解在液化氣中的溶解氧將液化氣中低分子硫醇轉化為二硫化物，保證液化氣產品銅片腐蝕合格和總硫合格。脫硫劑裝填量，按滿足脫硫劑使用壽命三年的要求考慮。 = 3 * GB3 汽油脫硫醇部分自催化裂化裝置來的汽油經載有M-23固堿脫硫劑的預脫硫反應器，脫除汽油中的硫化氫而不脫除酚類，然后與非凈化風、活化劑經空氣混合器混合后進入固定床反應器，在催化劑床層上硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，反應后的汽油從反應器頂部排出，進入三相分離器進行沉降分離，尾氣排至硫磺回收裝置，成品汽油經汽油成品泵加壓后打入砂濾塔 ，經進一步砂濾后送

18、出裝置。工藝流程見附圖2 -7。2.2.1.3主要操作條件主要操作條件見表2.2-12.2-5。 反應再生部分表2.2-1 反應再生部分主要操作條件項目主要操作條件沉降器頂部壓力0.36MPa(A)反應溫度500515提升管內油氣停留時間2.53.0 S再生器頂部壓力0.39 MPa(A)再生器床層溫度690 分餾部分表2.2-2 分餾部分主要操作條件項目主要操作條件分餾塔頂壓力0.32MPa(A)分餾塔頂溫度125分餾塔底溫度355 吸收穩(wěn)定部分表2.2-3 吸收穩(wěn)定部分主要操作條件項目主要操作條件吸收塔頂壓力1.5MPa(A)解吸塔頂壓力1.55MPa(A)再吸收塔頂壓力1.4MPa(A)

19、穩(wěn)定塔頂壓力1.1MPa(A) 氣壓機部分表2.2-4 氣壓機部分主要操作條件項目主要操作條件氣壓機入口壓力0.27MPa(A)氣壓機出口壓力1.6MPa(A) 產品精制部分表2.2-5 液化氣醇胺法脫硫主要操作條件項目主要操作條件干氣液化氣脫硫干氣脫硫塔塔頂溫度40干氣脫硫塔塔底溫度42干氣脫硫塔塔頂壓力MPa(A)0.8干氣脫硫塔塔底壓力MPa(A)0.9液化石油氣脫硫塔塔頂溫度40液化石油氣脫硫塔塔底溫度42液化石油氣脫硫塔塔頂壓力MPa(A)1.8液化石油氣脫硫塔塔底壓力MPa(A)1.92.2.2工藝設備主要設備規(guī)格見表2.2-611。2.2-6 主要工藝設備序號名稱規(guī)格型號數量重量

20、主體材質一、反應-再生器122501沉降器9500mm12提升管反應器1400 /180013再生器10000/1600014汽提段560015下流式外取熱器340026三級旋風分離器78001二、塔類設備1分餾塔75005200014302輕柴油汽提塔2200200001173吸收塔34003800011304解吸塔42003800012055再吸收塔2800280001456穩(wěn)定塔4200/4600440001280表2.2-7 工業(yè)爐表序號名稱數量備注一輔助燃燒室232000kW二余熱鍋爐1表2.2-8 機組規(guī)格表序號名稱數量流量m3n/min入口壓力MPa(A)出口壓力MPa(A)備注

21、1主風機18000常壓0.452煙機176000.3550.1083備用主風機15000常壓0.354增壓機25000.440.495氣壓機114000.271.6表2.2-9 其它設備表序號名稱單位數量備注1容器臺282冷換設備臺/片70/443機泵臺套484特殊閥門臺155其它小型設備臺29表2.2-10 產品精制部分主要設備規(guī)格表序號設備名稱規(guī)格臺數備注一反應器類1液化氣羰基硫水解反應器300017200（切）12液化氣脫硫化氫反應器300017200（切）13液化氣脫硫醇反應器30009000（切）24汽油預脫硫反應器360020000（切）25汽油脫硫醇反應器360020000（切）

22、2壽命3年二塔類設備1液化氣脫硫抽提塔300025200(切)12干氣脫硫塔200025200(切)13汽油砂濾塔45009500(切)1三冷換設備6四容器12五機泵10六特殊閥門10七其它小型設備12表2.2-11 引進設備一覽表序號名稱規(guī) 格臺數備注1主風機齒輪箱12備用主風機齒輪箱13油漿泵流量800m3/h32.2.3主要自控方案 提升管出口溫度與再生滑閥壓降組成超馳（選擇）控制。正常情況下，提升管出口溫度控制再生滑閥開度；當再生滑閥壓降過低時，再生滑閥壓降控制再生滑閥開度。 沉降器料位與待生滑閥壓降組成超馳（選擇）控制。正常情況下，沉降器料位控制待生滑閥開度；當待生滑閥壓降過低時，待

23、生滑閥壓降控制待生滑閥開度。 外取熱器取熱量控制采用再生器溫度控制外取熱器底部流化風量調節(jié)閥開度。 再生器壓力由煙機入口蝶閥與煙機主旁路雙動滑閥組成分程控制。當煙機處于正常設計負荷時，煙機入口蝶閥全開，再生器壓力控制雙動滑閥；當煙機處于低負荷時，雙動滑閥全關，再生器壓力控制煙機入口蝶閥。 在煙機入口蝶閥的控制回路上設有低選器，當煙機轉速在額定范圍時，由再生器壓力控制煙機入口蝶閥，反之由煙機轉速控制煙機入口蝶閥。 余熱鍋爐汽包水位采用三沖量控制，由汽包水位、蒸汽流量、鍋爐給水流量三者組成三沖量控制，控制鍋爐給水閥。 所有機泵狀態(tài)均通過通訊接口接入DCS顯示。 工藝過程及主風機、富氣壓縮機組設聯鎖

24、保護，由SIS完成。2.3預評價單元劃分及安全預評價方法2.3.1評價單元劃分按照該裝置的生產工藝流程與平面布置和道氏法單元劃分選取原則該裝置可以劃分為反應再生單元、分餾單元、吸收穩(wěn)定單元、產品精制、三機組、廢熱鍋爐及外取熱器包、泵區(qū)七個單元。其中三機組單元是做功和能量轉化單元，主要物質是不具有燃燒危險性的煙氣，因此不對三機組單元做安全評價，只對其余六個單元進行安全評價。2.3預評價單元劃分及安全預評價方法2.3.1評價單元劃分按照生產裝置的工藝流程，該裝置可分為反應單元、再生單元、分餾單元、吸收穩(wěn)定單元、產品精制系統(tǒng)單元、三機組單元、廢熱鍋爐及外取熱器包、泵區(qū)單元等八個單元。2.3.2預評價

25、方法我們首先將評價單元分成八個單元，然后對每個單元進行危險度分析，若加權值16點，則需要做道化學火災爆炸指數評價法；若加權值300餾分烴類，含S，0.2%一0.6%，含N0.3%，含Ni+V1010-6。丙B類可燃液體，閃點較高(100)，但自燃點較低(250左右)。2催化劑A1203和Si02并含有少量稀土金屬元素。微球(平均徑粒為60-70m)?；旧蠠o毒，裝卸時有粉塵污染，用過的平衡劑含有重金屬Fe、Ni、Cu、V和Sb，有毒性。3CO助燃劑A1203和Si02上載有Pt。無毒4金屬鈍化物為Sb的有機物液體。具有毒性(重金屬)。5阻垢劑液體，表面活性劑。可燃物質，無毒。6堿液MDEA有腐

26、蝕性7磺化酞氰鈷固體粉末。溶于堿，微毒。二、產品及其主要化學組成和安全性質序號名稱主要化學成分安全性質1干氣H2、Cl、C2和少量C3。甲A類易燃易爆物質，基本上無H2S，爆炸極限為2.7%一36% (體積)。2液化氣C3、C4烴類，在壓力、常溫條件下為液體，常壓，常溫時為氣體。甲A類易燃易爆物質，爆炸極限1.0%一15% (體積)，空間最高允許濃度為100mg/m3。氣態(tài)時密度大于空氣密度，泄漏時易在低處聚集，氣化后體積膨脹250-300倍，閃點、沸點較低。十分危險。3汽油常溫為液體，餾程40-200，C4-C12烴類混合物，辛烷值90-95(RON)，誘導期300min500min。S含量

27、0.1%左右。易揮發(fā)易燃液體，甲B類物質，爆炸極限1.1%一5.9% (體積)。閃點很低，-20，空間最高允許濃度為300mg/m3，吸入后使人頭痛，大量吸入使人窒息，汽油中含苯一般100，但自燃點較低，在250左右，含有大量稠環(huán)芳烴，具有接觸性毒性。三、副產品及其主要化學組成和安全性質序號名稱主要化學成分安全性質1酸性水（氣）H2S濃度在40%-60% (體)， 其余為CO2氣體。劇毒易燃易爆氣體，爆炸極限40%-46% (體)，最高允許濃度為10mg/m3。為甲類危險物質。2一氧化碳CO密度0.967g/L， 冰點為-207，沸點-190。在水中的甚低，但易溶于?？諝饣旌蠟?2.5%74%

28、。2.4.1.3裝置各區(qū)域的火災、爆炸危險因素分析下面首先采用危險度評價法對各單元進行評價，若評價結果為，則繼續(xù)采用道化學火災爆炸指數進行評價；為評價結果為、，再繼續(xù)用危險度或者事故樹等方法進行評價：危險度評價法是借鑒日本勞動省“六階段”的定量評價，結合我國國家標準GB-50160-1992石油化工防火設計規(guī)范(1999修訂版)、壓力容器中化學介質毒性危害和爆炸危險度評價分類(HG 206601991)等技術規(guī)范標準，編制了“危險度評價取值表”(表9-1)，規(guī)定了危險度由物質、容量、溫度、壓力和操作等5個項目共同確定，其危險度分別按A=10分B5分，C2分D0分賦值計分，由累計分值確定單元危險

29、度。若加權的結果：16點以上為，屬于高度危險；1115點位，需要同周圍情況及其設備聯系起來進行評價；110點位，屬于最低危險。分級表見表1。物質：物質本身具有的點火性、可燃性和爆炸性的程度；容量：反應裝置的空間體積；溫度：運行溫度和點火溫度的關系；壓力：運行壓力；操作：運行條件引起爆炸或異常反應的可能性?？偡种?6分111510分等級危險程度高度危險中度危險低度危險表1 危險度評價取值表工 程分 值A（10分）B（5分）C（2分）D（0分）物質（系指單元中危險、有害程度最大之物質）1.甲類可燃氣體*1；2.甲A類物質及液態(tài)烴類；3.甲類固體；4.極度危害物質*2。1.乙類可燃氣體；2.甲B、乙

30、A類可燃液態(tài)；3.乙類固體；4.高度危害物質。1.乙B、丙A、丙B類可燃液體；2.丙類可燃液態(tài)；3.中、輕度危害物質。不屬于左述之A、B、C項之物質。容 量*31.氣體在1000m3以上；2.液體在100m3以上。1.氣體在5001000m3；2.液體在50100m3。1.氣體在100500m3；2.液體在1050m3。1.氣體100m3；2.液體10m3。溫 度1000以上使用，其操作溫度在燃點以上。1.1000以上使用，但操作溫度在燃點以下；2.在2501000使用，其操作溫度在燃點以上。1.在2501000使用，其操作溫度在燃點以下；2.在低于250時使用，操作溫度在燃點以上。在低于25

31、0時使用，操作溫度在燃點以下。壓 力100MPa20100MPa120MPa1MPa以下操 作1.臨界放熱和特別劇烈的放熱反應操作；2.在爆炸極限范圍內或其附近操作。1.中等放熱反應（如烷基化、酯化、加成、氧化、聚合、縮合等反應）操作；2.系統(tǒng)進入空氣或不純物質，可能發(fā)生危險的操作；3.使用粉狀或霧狀物質，有可能發(fā)生粉塵爆炸的操作；4.單批式操作。1.輕微放熱反應（如加氫、水合、異構化、烷基化、磺化、中和等反應）操作；2.在精制過程中伴有化學反應；3.單批式操作，但開始使用機械等手段進行程序操作；4.有一定危險的操作。無危險的操作。 反應單元危險度評價渣油為丙B類可燃液體，所以物質為2分；容量

32、為：V=3.14*（1.400+1.800）2/16*30=60m2。容量為5分溫度515度，也是5分，壓力小于1Mpa，取0分，操作系統(tǒng)進入不純物質，可能發(fā)生危險的操作，取5分?？偡譃?7分，大于16，故危險等級為一級。火災、爆炸危險指數評價一般工藝危險系數是確定事故損害大小的主要因素，在道化學火災爆炸危險指數評價法(第7版)中，一般包括6項內容，它們在火災、爆炸事故中起著重要作用，其取值范圍、相應各項及其對應的危險系數值已由道化學公司火災爆炸危險指數評價法(第7版)內容(以下簡稱指南)給出。表2.5.1為一般工藝危險系數的確定。表2.5.1 一般工藝危險系數的確定項目基本系數A.放熱反應B

33、.吸熱反應C.物料的處理與運輸D.密閉式或室內工藝單元E.通道F.排放和泄漏控制一般工藝系數（F1）取值范圍1.000.31.250.20.40.251.050.250.90.20.350.250.5反應單元1.0000.2000001.2A.放熱反應本系統(tǒng)不屬于放熱反應，故不取危險系數。B.吸熱反應在反應單元有間接加熱的裂解反應，所以危險系數取0.20。C.物料的處理與運輸本系統(tǒng)不屬于儲運系統(tǒng)，所以不取危險系數。D.密閉式或室內工藝單元本系統(tǒng)露天布置，所以不取危險系數。E.通道通道多于兩條，所以不取危險系數。F.排放和泄漏控制可以設置放火炬，屬良好的排放設施，所以不取危險系數。故F1=1+0

34、.2=1.2。2.5.2.2確定特殊工藝危險系數F2特殊工藝危險系數F2是影響事故發(fā)生概率的主要因素，特定的工藝條件是導致火災、爆炸事故的主要原因。道化學公司火災爆炸危險指數法（第7版）中，特殊工藝危險一般包括11項。表2.5.2為特殊工藝危險系數值的確定。表2.5.2 特殊工藝危險系數值的確定項目取值范圍反應部分基本系數1.001.00A毒性物質0.200.800.6B負壓（66.6KPa）0.500C.爆炸極限范圍或其附近的操作 惰性化- 未惰性化-(1)罐裝易燃液體0.50(2)過程失?；虼祾吖收?.30.3(3)一直處于爆炸極限范圍或其附近0.80D粉塵爆炸0.252.00E壓力（查圖

35、表）0.2F低溫0.20.30G易燃及不穩(wěn)定物質的能量物質重量/kg物質燃燒熱Hc/(KJkg-1)(1)工藝中液體及氣體(查圖2.5.1)1.1(2)貯存中液體及氣體0(3)貯存中可燃固體及工藝中的粉塵0H腐蝕與磨蝕0.10.750.2I泄漏接頭和填料0.11.51.5J使用明火設備0K熱油熱交換系統(tǒng)0.151.150L轉動設備0.5 0.5特殊工藝系數（F2）5.4A.毒性物質反應單元的高溫油氣短期接觸可致人暫時失去能力或殘留傷害，所以取Nh=3，危險系數為0.2Nh=0.6。（Nh是美國消防協(xié)會在NFPA704中定義的物質毒性系數。）C.爆炸極限范圍或其附近的操作整個單元在正常生產過程中

36、，基本沒有物料泄漏發(fā)生，只有當設備故障時才有泄漏發(fā)生，進而造成火災爆炸事故，所以危險系數取0.3。E.壓力壓力系數是根據公式Y=0.16109+0.61503(X/1000)0.42879(X/1000)2+0.5172(X/1000)3反應單元X=180/6.895=26.1，代入上式得壓力系數為0.20。G.易燃及不穩(wěn)定物質的重量這里所說的物質數量是在10 min內從單元中或相連的管道中可能泄漏出來的可燃物的量。M=/6=69663kg。物質燃燒熱：Hc=3.6800X107J/kg?？偰芰浚篞=3.68X107X69663=2.56X1012J。查圖得到反應單元的危險系數為：1.1。H.

37、腐蝕與磨蝕反應單元設備有耐磨襯里，所以取0.20。I.泄漏接頭和填料反應單元再生滑閥和待生滑閥容易產生泄漏，取系數為1.50。L.轉動設備單元中有泵設備，所以取系數為0.50。圖2.5.1工藝中的液體的危險系數2.5.2.3確定各單元危險系數F3工藝單元危險系數是一般工藝危險系數和特殊工藝危險系數的乘積。工藝單元危險系數的正常取值范圍為1-8，它被用來確定F&EI值以及計算危害系數。故危險系數:F3=F2XF1=5.4X1.2=6.48。2.5.2.4確定各單元火災爆炸指數F&EI火災、爆炸指數被用來估計生產過程中的事故可能造成的破壞情況，它等于工藝單元危險系數(F3)和物質系數(MF)的乘積

38、。道化學火災爆炸危險指數評價法(第7版)將火災爆炸指數劃分5個等級，如表2.5.3所示，以便了解單元火災、爆炸的嚴重程度。表2.5.3 F&EI及危險等級F&EI值1-6061-9697-127128-158159危險等級最輕較輕中等很大非常大計算方法火災爆炸指數F&EI?；馂谋ㄖ笖担篎&EI=MFF3=21X6.48=136.08。所以得到反應單元的危險等級為很大。2.5.3單元安全措施補償系數建立任何一個化工裝置時，應該考慮一些基本設計要點，符合各種規(guī)范，除此以外，安全補償措施能夠預防嚴重事故的發(fā)生，降低事故的發(fā)生概率和危害，其最終結果使最大可能財產損失降至一個更為實際數值，在道化學火災

39、爆炸危險指數評價法(第7版)中，安全措施可分為三類：工藝控制、物質隔離和防火措施，其相應補償內容和補償系數已詳細給出，根據具體情況，現確定各單元的安全補償系數。2.5.3.1確定工藝控制補償系數道化學火災爆炸危險指數評價法(第7版)中工藝控制補償系數共包含9項內容。各單元工藝控制補償系數如表2.5.4所示。表2.5.4 確定工藝控制補償系數項目取值范圍反應單元A.應急電源0.980.98B.冷卻裝置0.970.990.97C.抑爆裝置0.840.981D.緊急切斷裝置0.960.990.96E.計算機控制0.930.990.93F.惰性氣體保護0.940.961G.操作規(guī)程/程序0.910.9

40、90.91H.化學活潑性物質檢查0.910.981I.其他工藝危險分析0.910.980.94工藝控制補償系數C1AI系數之積0.726A.應急電源具有應急電源且能從正常狀態(tài)自動切換到應急狀態(tài)。故取0.98.B.冷卻裝置備用冷卻系統(tǒng)冷卻能力為正常需要量的1.5倍且至少維持10 min，故系數為0.97。D.緊急切斷裝置情況出現異常時能緊急停車并轉換到備用系統(tǒng)。E.計算機控制關鍵輸入的異常中止功能和備用的控制系統(tǒng)。故取0.93。G.操作規(guī)程/程序(7)正確的操作指南、完整的操作規(guī)程是保證正常作業(yè)的重要因素。下面列出最重要的條款并規(guī)定分值：開車0.5；正常停車0.5；正常操作條件0.5；低負荷操作

41、條件0.5；備用裝置啟動條件(單元循環(huán)或全回流)0.5；超負荷操作條件1.0；短時間停車后再開車規(guī)程1.0；檢修后的重新開車1.0；檢修程序(批準手續(xù)、清除污物、隔離、系統(tǒng)清掃)1.5緊急停車1.5；設備、管線的更換和增加2.0；發(fā)生故障時的應急方案3.0。反應單元以上全部具備。將已經具備的操作規(guī)程各項的分值相加作為下式中的X，并按下式計算補償系數：1.0-X/150=0.91并按下式計算補償系數：I.其他工藝危險分析定期開展危險與可操作性研究對工藝過程進行危險性分析。故取0.94。2.5.3.2確定物質隔離安全補償系數物質隔離補償系數包括4項內容，各單元物質隔離補償系數的選取如表2.5.5所

42、示。表2.5.5確定物質隔離安全補償系數項目取值范圍反應單元A.遙控閥0.960.980.98B.卸料/排空裝置0.960.980.98C.排放裝置0.910.970.95D.聯鎖裝置0.980.98物質隔離補償系數C2AD系數之積0.894A.遙控閥如果單元備有遙控的切斷閥以便在緊急情況下迅速反應器及主要輸送管線隔離。故取0.98。D.聯鎖裝置裝有連鎖系統(tǒng)以避免出現錯誤的物料流向以及由此而引起的不需要的反應。2.5.3.3確定防火設施安全補償系數道化學火災爆炸危險指數評價法(第7版)中防火設施安全補償系數共包含9項內容。各單元防火設施安全補償系數如表2.5.6所示。表2.5.6確定防火設施安

43、全補償系數項目取值范圍反應單元A.泄漏檢測裝置0.940.980.94B.結構鋼0.950.980.95C.消防水供應系統(tǒng)0.940.970.94D.特殊滅火系統(tǒng)0.911E.灑水滅火系統(tǒng)0.740.971F.水幕0.970.981G.泡沫滅火裝置0.920.971H.手提式滅火器材/噴水槍0.930.980.94I.電纜防護0.940.980.94防火設施安全補償系數C3AI系數之積0.766A.泄漏檢測裝置它既能報警又能在達到燃燒下限之前使保護系統(tǒng)動作，此時系數為0.94。B.結構鋼C.消防水供應系統(tǒng)消防水壓力高于690 kPa(表壓)，補償系數為0.94I電纜防護電纜管埋在地下的電纜溝內

44、，取0.94.2.5.3.4反應單元安全補償系數反應單元安全補償系數：C=C1XC2XC3=0.726*0.894*0.766=0.497。2.5.3.5補償后的反應單元火災爆炸指數的確定經安全措施補償后的各單元火災爆炸指數等于補償前的火災爆炸指數與安全措施補償系數的乘積。故補償后的反應單元火災爆炸指數：(F&EI)=F&EIC=136.08*0.497=67.65。2.5.4各單元的暴露區(qū)域半徑及影響2.5.4.1暴露區(qū)域半徑暴露區(qū)域半徑表明了生產裝置危險區(qū)域的平面分布，它是一個以工藝設備的關鍵部位為中心，以暴露半徑為半徑的圓，對已計算出來的火災爆炸指數，可以用它乘以0.84轉換成暴露半徑

45、(暴露半徑從評價單元的中心位置算起)。反應單元的暴露半徑由于該單元的火災爆炸指數為136.08，可知該單元的暴露半徑為：Y=0.84136.080.3048=34.85m2.5.4. 2暴露區(qū)域面積暴露區(qū)域半徑的大小決定暴露區(qū)域面積，暴露區(qū)域面積意味著其內的設備將會暴露在本單元發(fā)生的火災和爆炸環(huán)境中，暴露區(qū)域面積可根據道化學火災爆炸指數法（第7版）提供的公式S=R2計算。故暴露區(qū)域面積：S=R2=3.14*34.852=3815m22.5.4.3暴露區(qū)域內的財產的更換價值暴露區(qū)域內的財產價值可由區(qū)域內含有財產(包括在存的物料)的更換價值來確定：更換價值(A)=原來成本0.82物價增長系數上式中

46、系數0.82是考慮到事故發(fā)生時有些成本不會遭受損失或無需更換，如場地、道路、地下管線和地基。物價增長系數由工程預算專家確定，他們掌握最新的公認的數據。假設物價增長系數為1.更換價值(A)=109X0.82=8.2X108元。2.5.4.4危害系數(DF)的確定 危害系數是由單元危險系數(F3)和物質系數(MF)按圖2. 5. 2來確定的，它代表了單元中物料泄漏或反應能量釋放所引起的火災、爆炸事故的綜合效應。2.5.4.4物質系數圖2. 5. 2危害系數(DF)的確定由上圖可知反應單元的危險系數是0.8。2.5.4.5計算最大可能財產損失 最大可能財產損失是暴露區(qū)域內的財產更換價值與單元危害系數

47、的乘積。由此可知：反應單元最大可能財產損失為0.8X8.2X108=6.56X108元。2.5.4.6實際最大可能財產損失基本最大可能財產損失與安全措施補償系數的乘積就是實際最大可能財產損失(Actual MPPD)，它代表在采取適當防護措施后事故所造成的財產損失。單元實際最大可能財產損失=6.56X108*0.497=3.26x108元。2.5.4.7最大可能工作日損失估計最大可能工作日損失是評價停產損失所必需的一個步驟，停產損失常常等于或超過財產損失，不同情況可以導致最大可能工作日損失與財產損失的關系發(fā)生變化。為求得最大可能工作日損失，必須先確定最大可能財產損失，然后查道化學公司火災爆炸危

48、險指數評價法(第7版)最大可能工作日損失(MPDO)計算圖（圖2.5.3）來確定。由于反應單元設備的關鍵部件沒有備用品，且采購相對困難，所以用lgY=1.+0.(lgX)來確定最大可能工作日損失。反應單元的最大可能工作日損失為72天。圖2.5.3最大可能停工天數計算圖2. 5. 4.8確定停產損失 停產損失是由于火災、爆炸事故造成停產而帶來的損失，一般按下式計算:BI=MPDO/30*VPM*0.7 VPM:每月產值;0. 7:固定成本和利潤; 經計算，反應單元的停產損失為:72/30*5x108*0.7= 再生單元危險度評價再生單元的主要危險物質是高溫油氣，屬于甲類可燃燃氣，設備中的液體在1

49、00m以上，操作溫度在燃點以下，最大壓力，其危險度取值為10（物質）+10（容量）+5（溫度）+0壓力）+0（操作）=29物質：主要物質是催化劑上邊的焦炭，取值10；容量：V=h(R2Rrr2)/3，4416，取值為10；溫度：690，取值5；壓力：0.39MPa，取值0操作：燒焦反應，反應放出很多熱量，取值5； 其總分值為 ，危險程度為級，屬于高度危險。火災、爆炸危險指數評價1、確定物質系數（1）再生單元的主要危險物質是焦炭，這種物質的燃燒特性（Nf）和化學活性（Nr）的取值按照道氏原則取值，Nf=2，油焦炭在燃燒條件下仍能保持穩(wěn)定，故Nr=0,查表得油氣的物質系數（MF）為16。2、確定一

50、般工藝危險系數一般工藝危險系數是確 定事故 損害大小的主要因素。共有放熱化學反應、吸熱反應、物料處理和輸送、封閉單元或者室內單元、通道、排放和泄漏六項, 根據實際情況, 并不是每項系數都采用。一般工藝危險系數 = 基本系數 + 所取各選項系數之和。3、確定特殊工藝危險系數特殊工藝危險系數是導致事故發(fā)生的主要因素, 特定工藝條件導致火災、爆炸事故的主要原因, 共有十二項。特殊工藝危險系數 = 基本系數 + 所選取的特殊工藝危險系數之和。焦炭：33.71X107/8400/= Kg/泄漏量； X 10= Kg X104A曲線，松密度較小。一般工藝危險系數和特殊工藝危險系數的取值見下表：1、一般工藝

51、危險系數危險系數范圍采用危險系數基本系數11A、放熱化學反應0 30 1 2505（氧化反應，放熱）B、吸熱反應0 20 0 400（氧化反應，放熱）C、物料處理和輸送0 25 1 050（沒有無聊的儲運輸送）D、封閉單元或者室內單元0 25 0 900（反應器內無易燃氣體和液體）E、通道0 20 0 350（廠區(qū)內疏散通道合理）F、排放和泄漏0 20 0 500.5（單元周圍為平坦地，取0.5）一般工藝危險系數2.02、特殊工藝危險系數基本系數11A、毒性物質0 2 0 80.2（NH=1,催化劑中有重金屬、煙氣可能會導致輕微傷害）B、負壓物質0 50（0.39MPa）C、接近易燃范圍的操作

52、1、灌裝易燃液體0.50（催化劑再生，無液體）2、過程失常0.30（工藝穩(wěn)定）3、一直在燃燒范圍內0.80（焦炭的燃燒，很穩(wěn)定）D、粉塵爆炸0 25 2 000（再生過程無粉塵）E、壓力0.23（0.39MPa，表壓0.89MPa/6894=41.9）F、低溫0 20 0 300（高溫）G、易燃及不穩(wěn)定物質質量 (1)工藝中液體及氣體(查圖)04(2)貯存中液體及氣體0(3)貯存中可燃固體及工藝中的粉塵0H、腐蝕與磨蝕0 10 0 750.2（催化劑磨蝕反應器襯里）I、泄漏 接頭和填料處0 10 1 500（單元內不涉及到）J、明火設備0K、熱油、熱交換系統(tǒng)0 15 1 150（無換熱）L、轉

53、動設備0.50（單元內務轉動設備）特殊工藝危險系數F22.03工藝單元危險系數(F3 = F1XF2)4.06火災爆炸指數(F&E I = F 3XMF )64.964、確定單元危險系數工藝單元危險系數(F3)=一般工藝危險系數(F1) X特殊工藝危險系數 (F2)，F3 = F1XF2=2X2.03=4.065、計算火災爆炸指數（F&EI）火災、爆炸指數 (F&E I) = 單元危險系數 (F 3 ) 物質系數 (MF )，F&E I = F 3XMF=4.06X16=64.96.6、確定暴露面積暴露半徑 = F& EI X0 84=64.96X0.84=85.5456 m，暴露區(qū)域面積 S

54、 = R=22990m 。7、確定暴露面積內財產的更換價值（原始成本元，價格增長系數1.11）更換價值原來成本082增長系數=0.821.11=91020元8、危害系數的確定危害系 數由 單元 危 險系 數 (F 3 ) 和 物質 系 數(MF )確定。它表示單元中的物料或反應能量釋放所引起的火災、爆炸 事故綜合效應, 可由圖表 或計算方程求得。當物質系數 (MF ) = 16時,F3=6.365由計算方程可得:危險系數 =0.58。9、基本最大可能財產損失(基本MPPD)基本MPPD=更換價值X危害系數= 91020X0.58=47560 元10安全措施補償系數安全措施補償系數用本章第三節(jié)的

55、C1C3幾個表格加以確定。安全措施補償系數也填入單元危險分析匯總表相應的欄目中。 項 目補償系數范圍采用補償系數 項 目補償系統(tǒng)范圍采用補償系數a應急電源0.980.98f惰性氣體保護0940.961b冷卻裝置0.97O.991g.操作規(guī)程程序0910990.95c抑爆裝置0.840.981h化學活潑性物質檢查0910.980.98d緊急切斷裝置O.960.99099i.其他工藝危險分析0910.980.96e計算機控制0.930.990.93無安全補償系數時填入100。g:開車0.5、正常停車0.5、正常條件下操作0.5、檢修后重新開車1、檢修程序1.5、緊急停車1.5、發(fā)生事故是應急預案3

56、；補償系數：1-（0.5+0.5+0.5+0.5+1+1.5+1.5+3）/150=0.95C1=0.98X0.99X0.93X0.95X0.98X0.96=0.8064二、物質隔離安全補償系統(tǒng)(C2)項 目補償系數范圍采用補償系數 項 目補償系統(tǒng)范圍采用補償系數a遙控閥0960980.98c排放系統(tǒng)0910970.95b卸料排空裝置0960981d. 聯鎖裝置 0980.98無安全補償系數時填入100。C2=0.98X0.95X0.98=0.9124三、防火設施安全補償系數(C3)項 目補償系數范圍采用補償系數 項 目補償系統(tǒng)范圍采用補償系數a泄漏檢測裝置0940980.94f水幕09709

57、81b結構鋼095-0980.95g.泡沫滅火裝置0920971c消防水供應系統(tǒng)0940.970.94h.手提式滅火器材噴水槍093-0980.98d.特殊滅火系統(tǒng)0911i電纜防護0940980.98e灑水滅火系統(tǒng)0740971無安全補償系數時填入100。C3=0.94X0.95X0.98 X0.98= 0.8576總的安全系數：C= C1X C2X C3=0.8064X0.9124X 0.8576=0.631011、實際最大可能財產損失(實際MPPD)基本最大可能財產損失與安全措施補償系數的乘積，就是實際最大可能財產損失。它表示在采取適當的(但不完全理想)防護措施后事故造成的財產損失。如果

58、這些防護裝置出現故障，其損失值應接近于基本最大可能財產損失。實際MPPD=基本MPPDX0.6310=28203 元12最大可能工作日損失(MPDO)估算最大可能工作日損失是評價停產損失(BI)必須經過的一個步驟。停產損失常常等于或超過財產損失，這取決于物料儲量和產品的需求狀況。28203X0.68=19178 美元13停產損失(BI) 按美元計，停產損失(BI)按下式計算： BI=(MPDO30)VPM070=19178/30X10000X0.7= 元式中，VPM為每月產值；07代表固定成本和利潤。評價結果分析1、再生單元的安全評價再生單元主要危險物質是焦炭，反應溫度690，反應壓力039M

59、Pa，根據反應物的物化特性，評價單元的物質系數定為MF=16；再生單元一般工藝危險系數其值Fl=2；再生單元的特殊工藝危險系數其值F2=2.03；單元危險系數F3=F1F2，即F3=22.03=4.06由于裝置都采取了安全措施，能對裝置起到保護作用，減少了事故發(fā)生的概率，應對其進行修正。對再生單元的工藝控制安全措施Cl進行修正：C1=0.98X0.99X0.93X0.95X0.98X0.96=0.8064；對反應單元的危險物品隔離安全措施C2進行修正：C2=0.98X0.95X0.98=0.9124 對反應單元的防火設施安全措施C3進行修正：C3=0.94X0.95X0.98 X0.98= 0

60、.8576?？偟陌踩禂担篊= C1X C2X C3=0.8064X0.9124X 0.8576=0.6310單元的火災爆炸指數F&E I = F 3XMF=4.06X16=64.96.根據火災爆炸指數，查出反應單元為較輕危險型單元。分餾單元分流單元危險度計算：分餾單元的主要危險物質為汽油，屬甲B類可燃氣體（取值5分），分餾塔的容積（7500*52000，基本單位）經計算為：2296.125m（取值10分），分餾塔操作溫度：塔頂125，塔底355，由于柴油燃點為220（取值5分），操作壓力為0.32MPa（取值0分），操作有一定的危險性（取值2分），故物質+容量+ 溫度+壓力+操作=22 5