1000吨重油催化裂化装置安全评价(共91页).doc

精选优质文档-倾情为你奉上1000万吨/年重油催化裂化装置安全预评价报告XXXXXXX2重油催化裂化装置安全预评价2.1装置概况本项目为中国石油天然气股份有限公司某公司1000万吨/年苏丹原油工程中的一部分。本装置原料为来自常减压装置的常压渣油和减压渣油及加氢裂化尾油，两器技术采用快速床-湍流床串联再生方案。装置分为反应、分馏、吸收稳定、主风机厂房、气压机厂房、余热锅炉、产品精制等几个区域，各区基本上按流程式布置，占地面积：180×130=23400 m2。2.1.1装置名称中国石油天然气股份有限公司某公司重油催化裂化装置。2.1.2装置规模及设计能力催化裂化装置规模为350×104t/a，实际加工量为351.10×104t/a。装置的干气产量为9.27×104t/a；拟定干气脱硫规模为15×104t/a；装置的液化气产量为58.98×104t/a，拟定液化气脱硫脱硫醇规模为60×104t/a。拟建设一套140×104t/a规模的汽油脱硫醇设施。装置年开工时数为8400小时。2.1.3原料及产品2.1.3.1原料来源本装置所加工原料为苏丹1/2/4区混合原油常压渣油、减压渣油以及加氢裂化尾油，其原料配比：加氢尾油1.10×104t/a（0.31）、常压渣油210.00×104t/a（59.81）减压渣油140.00×104t/a（39.88）。2.1.3.2产品去向产品品种及去向见表2.1-1。表2.1-1 产品品种及去向序号产品品种产量（104t/a）产品去向产品1液化石油气58.98去气体分馏2汽油132.58去汽油醚化3轻柴油105.33去加氢精制副产品1干气9.27去PSA2焦炭33.71转化为热能3油浆10.53去燃料油系统2.1.3.3物料平衡装置物料平衡见表2.1-2。表2.1-2 催化裂化装置物料平衡序号物料名称数值备注w%kg/h104t/a一原料加氢尾油0.3113101.10常压渣油59.81210.00减压渣油39.88140.00合计100351.10二产品1干 气2.64110349.272液化气16.807022058.983汽 油37.76132.584轻柴油30.00105.335油 浆3.001253910.536焦 碳9.604012633.717损 失0.208360.70合 计100351.102.1.4公用工程消耗2.1.4.1水用量装置水用量见表2.1-3。表2.1-3 给排水量给排水点入 方出 方蒸汽新鲜水除氧水循环冷水压力循环热水自流循环热水含油污水清净废水生活污水酸性水凝结水外供汽备注水冷却器9691269129机泵冷却88蒸汽发生器3318228生活用水17注汽4538合计1033169206912898745382282.1.4.2电用量装置电用量见表2.1-4。表2.1-4 电用量序号电压V轴功率 kW备注110000（6000）-342223803200322090合计-1322.1.4.3蒸汽用量装置蒸汽用量见表2.1-5。表2.1-5 蒸汽用量蒸汽负荷(t/h)0.4MPa1.0Mpa3.5Mpa产汽用汽汽包产汽背压产汽装置注汽加热用汽汽包产汽汽机用汽装置注汽加热用汽2128657.540312862.1.4.4压缩空气用量装置压缩空气用量见表2.1-6。表2.1-6 压缩空气用量序号项目压力MPa(g)连续Nm3/min间断Nm3/min正常最大正常最大1净化压缩空气0.6601202非净化压缩空气0.6601202.1.4.5氮气用量装置氮气用量见表2.1-7。表2.1-7 氮气用量序号项目压力MPa(g)连续Nm3/min间断Nm3/min正常最大正常最大1氮气0.553040合计302.2工艺流程、设备2.2.1工艺流程2.2.1.1技术方案的选择 两器技术采用快速床湍流床串联再生方案； 反应部分工艺技术方案采用常规催化裂化反应型式，配合降烯烃催化剂和助剂来提高本装置汽油产品的质量，满足市场和环保的要求； 烟气能量回收机组技术方案选同轴三机组方案； 余热回收方案 中、高温位余热回收方案装置内中、高温位余热回收包括回收分馏二中、循环油浆、再生器过剩热及再生烟气的热量，根据热源温位情况，中、高温位的热源发生中压蒸汽，所产生中压蒸汽除部分用于驱动富气压缩机外，其余部分送出装置，由系统统一考虑中压蒸汽的合理利用问题。装置正常情况下由回炼油和蒸汽轮机背压产生101t/h低压蒸汽，全部在装置内使用，在自产低压蒸汽不足时，由系统供给少量低压蒸汽。 低温余热回收方案分馏塔顶油气、顶循环、轻柴、一中、稳定汽油等可提供低温余热，除部分加热装置内的除盐水外，其余部分全部产生热媒水，外输供气分和其它装置使用，最大限度回收催化装置的低温热。 采用的其它工程技术 PLY型高效旋风分离器； 冷壁式电液特阀； 新型无龟甲网单层隔热耐磨衬里； 变频调速机泵； 新型的冷换设备。 产品精制方案 干气、液化气脱硫化氢选用胺醇法脱硫工艺，脱硫溶剂选用国内新开发的复合型甲基二乙醇胺(MDEA)溶剂； 液化气、汽油脱硫醇采用无碱工艺（固定床无碱脱臭工艺技术）。2.2.1.2工艺流程重油催化裂化装置包括反应再生、分馏、吸收稳定、主风机及烟气能量回收机组、气压机组、余热锅炉、产品精制等部分。 反应再生及烟气能量回收部分反应再生部分工艺流程图见附图2-1。烟气能量回收部分工艺流程图见附图2-2。原料油自装置外进入装置内原料油缓冲罐，经原料油泵升压后，再经原料油-顶循环油换热器、原料油-轻柴油换热器、原料油-循环油浆换热器加热至200左右进入提升管反应器，在此与690的高温催化剂接触并迅速升温、汽化，在合适的反应时间内发生催化裂化反应。反应油气与待生催化剂在提升管出口处经提升管出口粗旋迅速分离，再经单级旋风分离器进一步除去携带的催化剂细粉，最后离开沉降器，进入分馏塔。待生催化剂经提升管出口粗旋及沉降器单级旋风分离器料腿进入位于沉降器下部的汽提段，在此与蒸汽逆流接触以置换催化剂所携带的油气。汽提后的催化剂沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器，与再生器二密相来的再生催化剂混合开始烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至690。较低含炭的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，最终完成焦炭及CO的燃烧过程。烧焦过程中产生的过剩热量由外取热器取走。再生后的催化剂通过再生斜管，进入提升管反应器底部，以干气作提升介质，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化原料接触。再生器烧焦所需的主风由主风机提供，其中部分主风经增压机升压后，分别作为外取热器流化风。再生器烧焦产生的烟气，先经再生器旋风分离器分离其中携带的催化剂，再经三级旋风分离器进一步分离催化剂后，进入烟气轮机膨胀作功，驱动主风机组。烟气出烟气轮机后进入余热锅炉进一步回收烟气的显热后经烟囱排入大气。 分馏部分分馏部分工艺流程图见附图2-3。由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字挡板与循环油浆逆流接触，洗涤反应油气中的催化剂并脱除过热，使油气呈饱和状态进入分馏塔上部进行分馏。分馏塔顶油气经分馏塔顶油气热水换热器换热后，再经分馏塔顶油气空冷器和分馏塔顶油气冷凝冷却器冷却至40，进入分馏塔顶油气分离器进行气液相分离。分离出的粗汽油由粗汽油泵抽出后打入吸收塔作吸收剂。富气进入气压机。酸性水由酸性水泵抽出，作为富气洗涤水送至气压机出口管线。轻柴油自分馏塔抽出自流至轻柴油汽提塔，汽提后的轻柴油由轻柴油泵抽出，经原料油轻柴油换热器、轻柴油富吸收油换热器、轻柴油热水换热器及轻柴油空冷器冷却至60后，一路作为产品直接出装置，另一路经贫吸收油冷却器冷却到40送至再吸收塔作吸收剂。回炼油自分馏塔自流至回炼油罐，经回炼油泵升压后，一路经过回炼油蒸汽发生器冷却后进入提升管反应器，一路返回分馏塔，另一路作为二中循环回流。分馏塔多余的热量分别由顶循环回流、一中段循环回流、二中循环回流及油浆循环回流取走。顶循环回流自分馏塔抽出，用顶循环油泵升压，经原料油顶循环油换热器，顶循环油热水换热器温度降至80后返回分馏塔；一中段回流油自分馏塔抽出后，经稳定塔底重沸器、中段油热水换热器，温度降至165返回分馏塔；二中循环回流与回炼油一同抽出，经过二中蒸汽发生器，温度降到260ºC，返回分馏塔；油浆自分馏塔底由油浆泵抽出后经原料油循环油浆换热器换热，再经循环油浆蒸汽发生器发生中压饱和蒸汽后，温度降至280，一部分返回分馏塔底。另一部分作为产品经产品油浆冷却器冷却至90后，直接出装置送至燃料油罐区。必要时回炼油浆可自泵出口直接送至提升管反应器回炼。 吸收稳定部分吸收稳定部分工艺流程图见附图2-4。从分馏塔顶油气分离器来的富气进入气压机进行压缩。气压机出口富气先与富气洗涤水汇合一起至压缩富气空冷器冷凝，再与解吸塔顶气及吸收塔底油混合，经压缩富气冷凝冷却器冷却至40，进入气压机出口油气分离器进行气、液分离，分离后的气体进入吸收塔用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。贫气至再吸收塔，用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气自塔顶分出送至工厂燃料系统。凝缩油由解吸塔进料泵从气压机出口油气分离器抽出后分成两路，一路直接进入解吸塔顶部，另一路经稳定汽油一凝缩油换热器加热进入解吸塔上部。解吸过程由塔底重沸器提供热量，以解吸出凝缩油中的C2组分。解吸塔重沸器采用低压蒸气作热量，脱乙烷汽油由塔底经稳定塔进料泵抽出，经稳定塔进料换热器与稳定汽油换热后送至稳定塔进行多组分分馏，稳定塔底重沸器由分馏塔中段循环回流油提供热量。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶空冷器、稳定塔顶冷凝冷却器冷至40后进入稳定塔顶回流罐。液化石油气经稳定塔顶回流油泵抽出后，一部分作为稳定塔顶回流，其余作为产品送至产品精制部分脱硫及脱硫醇。稳定汽油从稳定塔底流出，经稳定塔进料换热器，稳定汽油凝缩油换热器，稳定汽油除盐水换热器，分别与脱乙烷汽油、凝缩油、热水换热后，再经稳定汽油冷却器冷却至40，一部分由稳定汽油泵抽出送至吸收塔作补充吸收剂，其余部分送至产品精制装置脱硫醇。气压机出口油气分离器分离出的酸性水，送至装置外（污水汽提装置）处理。 产品精制部分 干气、液化气醇胺脱硫部分：该工艺的主要流程为：该工艺的主要流程为：含硫干气、液化石油气首先进入干气脱硫塔、液化石油气脱硫塔下部，干气、液化石油气自塔底由下而上与来自塔顶的MDEA脱硫剂贫液逆向接触。含硫干气、液化石油气中的硫化氢即被MDEA溶液所吸收，脱除硫化氢后的净化干气、液化石油气自塔顶排出，净化干气出装置，脱除硫化氢后的液化气进入液化石油气脱硫醇部分，含硫化氢的富MDEA溶液自塔底送至硫磺装置溶剂再生部分进行再生。工艺流程见附图2-5、附图2-6。 液化气固定床脱硫醇工艺流程简述：经MDEA醇胺法脱除H2S的液化气，进入固定床脱硫醇部分。液化气首先进入水洗沉降罐水洗，再经胺液过滤器进一步分离出携带的胺液，以防夹带胺液中的H2S加速脱硫剂的失活。除去胺液的液化气进入装有JX-6B羰基硫脱硫剂的固定床底部，液化气中羰基硫COS等经JX-6B脱硫剂转化为硫化氢，再经精脱硫反应器利用JX-2B脱硫剂，精脱除掉硫化氢及危害JX-2A硫醇转化催化剂的其它有害物质。精脱除硫化氢的液化气，进入硫醇转化反应器下部，在JX-2A脱硫剂作用下，利用溶解在液化气中的溶解氧将液化气中低分子硫醇转化为二硫化物，保证液化气产品铜片腐蚀合格和总硫合格。脱硫剂装填量，按满足脱硫剂使用寿命三年的要求考虑。 汽油脱硫醇部分自催化裂化装置来的汽油经载有M-23固碱脱硫剂的预脱硫反应器，脱除汽油中的硫化氢而不脱除酚类，然后与非净化风、活化剂经空气混合器混合后进入固定床反应器，在催化剂床层上硫醇被氧化成二硫化物并溶于汽油中，反应后的汽油从反应器顶部排出，进入三相分离器进行沉降分离，尾气排至硫磺回收装置，成品汽油经汽油成品泵加压后打入砂滤塔 ，经进一步砂滤后送出装置。工艺流程见附图2 -7。2.2.1.3主要操作条件主要操作条件见表2.2-12.2-5。 反应再生部分表2.2-1 反应再生部分主要操作条件项目主要操作条件沉降器顶部压力0.36MPa(A)反应温度500515提升管内油气停留时间2.53.0 S再生器顶部压力0.39 MPa(A)再生器床层温度690 分馏部分表2.2-2 分馏部分主要操作条件项目主要操作条件分馏塔顶压力0.32MPa(A)分馏塔顶温度125分馏塔底温度355 吸收稳定部分表2.2-3 吸收稳定部分主要操作条件项目主要操作条件吸收塔顶压力1.5MPa(A)解吸塔顶压力1.55MPa(A)再吸收塔顶压力1.4MPa(A)稳定塔顶压力1.1MPa(A) 气压机部分表2.2-4 气压机部分主要操作条件项目主要操作条件气压机入口压力0.27MPa(A)气压机出口压力1.6MPa(A) 产品精制部分表2.2-5 液化气醇胺法脱硫主要操作条件项目主要操作条件干气液化气脱硫干气脱硫塔塔顶温度40干气脱硫塔塔底温度42干气脱硫塔塔顶压力MPa(A)0.8干气脱硫塔塔底压力MPa(A)0.9液化石油气脱硫塔塔顶温度40液化石油气脱硫塔塔底温度42液化石油气脱硫塔塔顶压力MPa(A)1.8液化石油气脱硫塔塔底压力MPa(A)1.92.2.2工艺设备主要设备规格见表2.2-611。2.2-6 主要工艺设备序号名称规格型号数量重量主体材质一、反应-再生器122501沉降器9500mm12提升管反应器1400 /180013再生器10000/1600014汽提段560015下流式外取热器340026三级旋风分离器78001二、塔类设备1分馏塔7500×5200014302轻柴油汽提塔2200×200001173吸收塔3400×3800011304解吸塔4200×3800012055再吸收塔2800×280001456稳定塔4200/4600×440001280表2.2-7 工业炉表序号名称数量备注一辅助燃烧室232000kW二余热锅炉1表2.2-8 机组规格表序号名称数量流量m3n/min入口压力MPa(A)出口压力MPa(A)备注1主风机18000常压0.452烟机176000.3550.1083备用主风机15000常压0.354增压机25000.440.495气压机114000.271.6表2.2-9 其它设备表序号名称单位数量备注1容器台282冷换设备台/片70/443机泵台套484特殊阀门台155其它小型设备台29表2.2-10 产品精制部分主要设备规格表序号设备名称规格台数备注一反应器类1液化气羰基硫水解反应器3000´17200（切）12液化气脱硫化氢反应器3000´17200（切）13液化气脱硫醇反应器3000´9000（切）24汽油预脱硫反应器3600´20000（切）25汽油脱硫醇反应器3600´20000（切）2寿命3年二塔类设备1液化气脱硫抽提塔3000×25200(切)12干气脱硫塔2000×25200(切)13汽油砂滤塔4500×9500(切)1三冷换设备6四容器12五机泵10六特殊阀门10七其它小型设备12表2.2-11 引进设备一览表序号名称规 格台数备注1主风机齿轮箱12备用主风机齿轮箱13油浆泵流量800m3/h32.2.3主要自控方案 提升管出口温度与再生滑阀压降组成超驰（选择）控制。正常情况下，提升管出口温度控制再生滑阀开度；当再生滑阀压降过低时，再生滑阀压降控制再生滑阀开度。 沉降器料位与待生滑阀压降组成超驰（选择）控制。正常情况下，沉降器料位控制待生滑阀开度；当待生滑阀压降过低时，待生滑阀压降控制待生滑阀开度。 外取热器取热量控制采用再生器温度控制外取热器底部流化风量调节阀开度。 再生器压力由烟机入口蝶阀与烟机主旁路双动滑阀组成分程控制。当烟机处于正常设计负荷时，烟机入口蝶阀全开，再生器压力控制双动滑阀；当烟机处于低负荷时，双动滑阀全关，再生器压力控制烟机入口蝶阀。 在烟机入口蝶阀的控制回路上设有低选器，当烟机转速在额定范围时，由再生器压力控制烟机入口蝶阀，反之由烟机转速控制烟机入口蝶阀。 余热锅炉汽包水位采用三冲量控制，由汽包水位、蒸汽流量、锅炉给水流量三者组成三冲量控制，控制锅炉给水阀。 所有机泵状态均通过通讯接口接入DCS显示。 工艺过程及主风机、富气压缩机组设联锁保护，由SIS完成。2.3预评价单元划分及安全预评价方法2.3.1评价单元划分按照该装置的生产工艺流程与平面布置和道氏法单元划分选取原则该装置可以划分为反应再生单元、分馏单元、吸收稳定单元、产品精制、三机组、废热锅炉及外取热器包、泵区七个单元。其中三机组单元是做功和能量转化单元，主要物质是不具有燃烧危险性的烟气，因此不对三机组单元做安全评价，只对其余六个单元进行安全评价。2.3预评价单元划分及安全预评价方法2.3.1评价单元划分按照生产装置的工艺流程，该装置可分为反应单元、再生单元、分馏单元、吸收稳定单元、产品精制系统单元、三机组单元、废热锅炉及外取热器包、泵区单元等八个单元。2.3.2预评价方法我们首先将评价单元分成八个单元，然后对每个单元进行危险度分析，若加权值16点，则需要做道化学火灾爆炸指数评价法；若加权值<16，则需要用预先危险分析、事故树评价法等方法进一步做定性分析。2.4危险、有害因素分析2.4.1火灾爆炸危险因素分析2.4.1.1危险化学品识别化学品中具有易、易、有、有等特性，会对人（包括生物）、设备、环境造成伤害和侵害的化学品叫危险化学品。其包括爆炸品、压缩气体和液化气体、易燃固体、自燃物品和遇湿易燃物品、氧化剂和、有毒品和腐蚀品。原料部分：原料油，加氢尾油1.10×104t/a（0.31）、常压渣油210.00×104t/a（59.81）减压渣油140.00×104t/a（39.88），碱液（MDEA）、催化剂（重金属，避免接触）金属钝化剂（重金属）；产品部分：干气，石油液化气，汽油，柴油，油浆；副产品：硫化氢、一氧化碳。2.4.1.2物质的危险性分析一、原料及其主要化学成分和安全性质序号名称主要化学成分安全性质1原料油>300馏分烃类，含S，0.2%一0.6%，含N<0.3%，含Ni+V<10×10-6。丙B类可燃液体，闪点较高(100)，但自燃点较低(250左右)。2催化剂A1203和Si02并含有少量稀土金属元素。微球(平均径粒为60-70m)。基本上无毒，装卸时有粉尘污染，用过的平衡剂含有重金属Fe、Ni、Cu、V和Sb，有毒性。3CO助燃剂A1203和Si02上载有Pt。无毒4金属钝化物为Sb的有机物液体。具有毒性(重金属)。5阻垢剂液体，表面活性剂。可燃物质，无毒。6碱液MDEA有腐蚀性7磺化酞氰钴固体粉末。溶于碱，微毒。二、产品及其主要化学组成和安全性质序号名称主要化学成分安全性质1干气H2、Cl、C2和少量C3。甲A类易燃易爆物质，基本上无H2S，爆炸极限为2.7%一36% (体积)。2液化气C3、C4烃类，在压力、常温条件下为液体，常压，常温时为气体。甲A类易燃易爆物质，爆炸极限1.0%一15% (体积)，空间最高允许浓度为100mg/m3。气态时密度大于空气密度，泄漏时易在低处聚集，气化后体积膨胀250-300倍，闪点、沸点较低。十分危险。3汽油常温为液体，馏程40-200，C4-C12烃类混合物，辛烷值90-95(RON)，诱导期300min500min。S含量0.1%左右。易挥发易燃液体，甲B类物质，爆炸极限1.1%一5.9% (体积)。闪点很低，<-20，空间最高允许浓度为300mg/m3，吸入后使人头痛，大量吸入使人窒息，汽油中含苯一般<2.5%。4柴油常温为液体，馏程200350，C12-C20烃类混合物，十六烷值30-40。丙A类可燃液体，闪点65，自燃点在300左右。5油浆液体，馏程250500烃类混合物，含S一般0.3%-0.6%。丙B类可燃液体闪点高，>100，但自燃点较低，在250左右，含有大量稠环芳烃，具有接触性毒性。三、副产品及其主要化学组成和安全性质序号名称主要化学成分安全性质1酸性水（气）H2S浓度在40%-60% (体)， 其余为CO2气体。剧毒易燃易爆气体，爆炸极限40%-46% (体)，最高允许浓度为10mg/m3。为甲类危险物质。2一氧化碳CO密度0.967g/L， 冰点为-207，沸点-190。在水中的甚低，但易溶于。空气混合为12.5%74%。2.4.1.3装置各区域的火灾、爆炸危险因素分析下面首先采用危险度评价法对各单元进行评价，若评价结果为，则继续采用道化学火灾爆炸指数进行评价；为评价结果为、，再继续用危险度或者事故树等方法进行评价：危险度评价法是借鉴日本劳动省“六阶段”的定量评价，结合我国国家标准GB-50160-1992石油化工防火设计规范(1999修订版)、压力容器中化学介质毒性危害和爆炸危险度评价分类(HG 206601991)等技术规范标准，编制了“危险度评价取值表”(表9-1)，规定了危险度由物质、容量、温度、压力和操作等5个项目共同确定，其危险度分别按A=10分B5分，C2分D0分赋值计分，由累计分值确定单元危险度。若加权的结果：>16点以上为，属于高度危险；1115点位，需要同周围情况及其设备联系起来进行评价；110点位，属于最低危险。分级表见表1。物质：物质本身具有的点火性、可燃性和爆炸性的程度；容量：反应装置的空间体积；温度：运行温度和点火温度的关系；压力：运行压力；操作：运行条件引起爆炸或异常反应的可能性。总分值16分111510分等级危险程度高度危险中度危险低度危险表1 危险度评价取值表工 程分 值A（10分）B（5分）C（2分）D（0分）物质（系指单元中危险、有害程度最大之物质）1.甲类可燃气体*1；2.甲A类物质及液态烃类；3.甲类固体；4.极度危害物质*2。1.乙类可燃气体；2.甲B、乙A类可燃液态；3.乙类固体；4.高度危害物质。1.乙B、丙A、丙B类可燃液体；2.丙类可燃液态；3.中、轻度危害物质。不属于左述之A、B、C项之物质。容 量*31.气体在1000m3以上；2.液体在100m3以上。1.气体在5001000m3；2.液体在50100m3。1.气体在100500m3；2.液体在1050m3。1.气体100m3；2.液体10m3。温 度1000以上使用，其操作温度在燃点以上。1.1000以上使用，但操作温度在燃点以下；2.在2501000使用，其操作温度在燃点以上。1.在2501000使用，其操作温度在燃点以下；2.在低于250时使用，操作温度在燃点以上。在低于250时使用，操作温度在燃点以下。压 力100MPa20100MPa120MPa1MPa以下操 作1.临界放热和特别剧烈的放热反应操作；2.在爆炸极限范围内或其附近操作。1.中等放热反应（如烷基化、酯化、加成、氧化、聚合、缩合等反应）操作；2.系统进入空气或不纯物质，可能发生危险的操作；3.使用粉状或雾状物质，有可能发生粉尘爆炸的操作；4.单批式操作。1.轻微放热反应（如加氢、水合、异构化、烷基化、磺化、中和等反应）操作；2.在精制过程中伴有化学反应；3.单批式操作，但开始使用机械等手段进行程序操作；4.有一定危险的操作。无危险的操作。 反应单元危险度评价渣油为丙B类可燃液体，所以物质为2分；容量为：V=3.14*（1.400+1.800）2/16*30=60m2。容量为5分温度515度，也是5分，压力小于1Mpa，取0分，操作系统进入不纯物质，可能发生危险的操作，取5分。总分为17分，大于16，故危险等级为一级。火灾、爆炸危险指数评价一般工艺危险系数是确定事故损害大小的主要因素，在道化学火灾爆炸危险指数评价法(第7版)中，一般包括6项内容，它们在火灾、爆炸事故中起着重要作用，其取值范围、相应各项及其对应的危险系数值已由道化学公司火灾爆炸危险指数评价法(第7版)内容(以下简称指南)给出。表2.5.1为一般工艺危险系数的确定。表2.5.1 一般工艺危险系数的确定项目基本系数A.放热反应B.吸热反应C.物料的处理与运输D.密闭式或室内工艺单元E.通道F.排放和泄漏控制一般工艺系数（F1）取值范围1.000.31.250.20.40.251.050.250.90.20.350.250.5反应单元1.0000.2000001.2A.放热反应本系统不属于放热反应，故不取危险系数。B.吸热反应在反应单元有间接加热的裂解反应，所以危险系数取0.20。C.物料的处理与运输本系统不属于储运系统，所以不取危险系数。D.密闭式或室内工艺单元本系统露天布置，所以不取危险系数。E.通道通道多于两条，所以不取危险系数。F.排放和泄漏控制可以设置放火炬，属良好的排放设施，所以不取危险系数。故F1=1+0.2=1.2。2.5.2.2确定特殊工艺危险系数F2特殊工艺危险系数F2是影响事故发生概率的主要因素，特定的工艺条件是导致火灾、爆炸事故的主要原因。道化学公司火灾爆炸危险指数法（第7版）中，特殊工艺危险一般包括11项。表2.5.2为特殊工艺危险系数值的确定。表2.5.2 特殊工艺危险系数值的确定项目取值范围反应部分基本系数1.001.00A毒性物质0.200.800.6B负压（66.6KPa）0.500C.爆炸极限范围或其附近的操作 惰性化- 未惰性化-(1)罐装易燃液体0.50(2)过程失常或吹扫故障0.30.3(3)一直处于爆炸极限范围或其附近0.80D粉尘爆炸0.252.00E压力（查图表）0.2F低温0.20.30G易燃及不稳定物质的能量物质重量/kg物质燃烧热Hc/(KJ·kg-1)(1)工艺中液体及气体(查图2.5.1)1.1(2)贮存中液体及气体0(3)贮存中可燃固体及工艺中的粉尘0H腐蚀与磨蚀0.10.750.2I泄漏接头和填料0.11.51.5J使用明火设备0K热油热交换系统0.151.150L转动设备0.5 0.5特殊工艺系数（F2）5.4A.毒性物质反应单元的高温油气短期接触可致人暂时失去能力或残留伤害，所以取Nh=3，危险系数为0.2Nh=0.6。（Nh是美国消防协会在NFPA704中定义的物质毒性系数。）C.爆炸极限范围或其附近的操作整个单元在正常生产过程中，基本没有物料泄漏发生，只有当设备故障时才有泄漏发生，进而造成火灾爆炸事故，所以危险系数取0.3。E.压力压力系数是根据公式Y=0.16109+0.61503(X/1000)0.42879(X/1000)2+0.5172(X/1000)3反应单元X=180/6.895=26.1，代入上式得压力系数为0.20。G.易燃及不稳定物质的重量这里所说的物质数量是在10 min内从单元中或相连的管道中可能泄漏出来的可燃物的量。M=/6=69663kg。物质燃烧热：Hc=3.6800X107J/kg。总能量：Q=3.68X107X69663=2.56X1012J。查图得到反应单元的危险系数为：1.1。H.腐蚀与磨蚀反应单元设备有耐磨衬里，所以取0.20。I.泄漏接头和填料反应单元再生滑阀和待生滑阀容易产生泄漏，取系数为1.50。L.转动设备单元中有泵设备，所以取系数为0.50。图2.5.1工艺中的液体的危险系数2.5.2.3确定各单元危险系数F3工艺单元危险系数是一般工艺危险系数和特殊工艺危险系数的乘积。工艺单元危险系数的正常取值范围为1-8，它被用来确定F&EI值以及计算危害系数。故危险系数:F3=F2XF1=5.4X1.2=6.48。2.5.2.4确定各单元火灾爆炸指数F&EI火灾、爆炸指数被用来估计生产过程中的事故可能造成的破坏情况，它等于工艺单元危险系数(F3)和物质系数(MF)的乘积。道化学火灾爆炸危险指数评价法(第7版)将火灾爆炸指数划分5个等级，如表2.5.3所示，以便了解单元火灾、爆炸的严重程度。表2.5.3 F&EI及危险等级F&EI值1-6061-9697-127128-158159危险等级最轻较轻中等很大非常大计算方法火灾爆炸指数F&EI。火灾爆炸指数：F&EI=MF×F3=21X6.48=136.08。所以得到反应单元的危险等级为很大。2.5.3单元安全措施补偿系数建立任何一个化工装置时，应该考虑一些基本设计要点，符合各种规范，除此以外，安全补偿措施能够预防严重事故的发生，降低事故的发生概率和危害，其最终结果使最大可能财产损失降至一个更为实际数值，在道化学火灾爆炸危险指数评价法(第7版)中，安全措施可分为三类：工艺控制、物质隔离和防火措施，其相应补偿内容和补偿系数已详细给出，根据具体情况，现确定各单元的安全补偿系数。2.5.3.1确定工艺控制补偿系数道化学火灾爆炸危险指数评价法(第7版)中工艺控制补偿系数共包含9项内容。各单元工艺控制补偿系数如表2.5.4所示。表2.5.4 确定工艺控制补偿系数项目取值范围反应单元A.应急电源0.980.98B.冷却装置0.970.990.97C.抑爆装置0.840.981D.紧急切断装置0.960.990.96E.计算机控制0.930.990.93F.惰性气体保护0.940.961G.操作规程/程序0.910.990.91H.化学活泼性物质检查0.910.981I.其他工艺危险分析0.910.980.94工艺控制补偿系数C1AI系数之积0.726A.应急电源具有应急电源且能从正常状态自动切换到应急状态。故取0.98.B.冷却装置备用冷却系统冷却能力为正常需要量的1.5倍且至少维持10 min，故系数为0.97。D.紧急切断装置情况出现异常时能紧急停车并转换到备用系统。E.计算机控制关键输入的异常中止功能和备用的控制系统。故取0.93。G.操作规程/程序