催化重整过程安全简易版
In Order To Simplify The Management Process And Improve The Management Efficiency, It Is Necessary To Make Effective Use Of Production Resources And Carry Out Production Activities.
编订：XXXXXXXX
20XX年XX月XX日
催化重整过程安全简易版
催化重整过程安全简易版
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汽油馏分的催化重整是一种石油化学加工
过程，它是在催化剂的作用及一定温度、压力
条件下，使汽油中烃分子重新排列成新的分子
结构的过程，它不仅可以生产优质(高辛烷值)
汽油，还可以生产芳烃。根据所用催化剂种类
的不同，催化重整又可分为铂重整、铂铼重整
和多金属重整等。
催化重整装置一般包括原料预处理、催化
重整反应、稳定和分馏等3大部分。
原料是初馏～150℃(180℃)汽油馏分，先
经预分馏塔，切取60～130℃馏分作为重整原
料。而后与氢气混合，经过预加氢，把原料中
的硫、氮、氧、烯烃和金属杂质分别转化为易于除去的硫化氢、氨、水、饱和烃和吸收金属杂质于催化剂中，以保证后面的重整催化剂不受害。预加氢所用催化剂是担体为氧化铝的钼酸钴或钼酸镍。预加氢是一种放热反应，所以反应温度不能过高，一般控制在320～370℃(铝酸钴)或280～340℃(钼酸镍)。压力大致是2．0～5．0MPa。采用固定床反应器。
国内催化重整一般采用3个固定床反应器串联运转，也可以采用4个反应器，其中有3个反应器在运转，1个反应器在再生以恢复催化剂活性。有的装置还在后面设加氢反应器，目的是使重整生成油中的不饱和烃转化为饱和烃，以保证最终芳烃产品的质量。3个主要的重整反应器大致在480～500℃范围内操作，因为
主要的脱氢反应是强烈的吸热反应，要补充加入热量以保证反应温度，操作压力一般大于2．0MPa。所以3个反应器必须串联操作，其间反应器应当有附属部件热电偶管和催化剂引出管。无论是反应器还是再生器，为了严格控制温度，必须采用绝热措施。为了观察壁温，常在反应器外表涂上变色漆，只要温度超过规定指标就会通过颜色显示出来。对于铂重整来说，反应装置包括加氢精制反应器，由于高温、氢腐蚀和受压，要求采用较好的材质。
催化剂在装卸时，要防止破碎和污染，未再生的含碳催化剂卸出时，要预防自燃超温损坏。
加热炉是热的来源，在催化重整过程中，重整和预加氢的反应需要很大的炉子才能供应
所需的反应热。因此加热炉的安全和稳定是很重要的。另外，过程中进料或塔底加热器、重沸器所需的热源，往往需要热载体加热炉供给，热载体在使用过程中要防止局部过热分解，防止进入水等低沸点介质造成气化超压爆炸。燃烧炉必须保证燃烧正常、调节及时。加热炉出口温度的高低，是反应器入口温度稳定的条件，但是炉温的变化又是与很多因素有关，例如燃料油的流量、压力、燃料的质量等。为了稳定炉温、保证整个装置的安全生产，加热炉应采用自动调节系统。
催化重整装置中，重要的工艺参数(如温度、压力、流量、液位等都应该有警报。重要的液位显示器、指示灯、喇叭等)警报装置如表5—11。
表5—11催化重整装置主要警报点与参数范围
重整循环氢和重整进料量对于催化剂有很大的影响，特别是低氢量和低空速运转易造成催化剂结焦。除警报外，应备有自动保护系统。
在所有的压力容器和塔中，都应装有安全阀，防止爆炸事故的发生。
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炼厂基本工艺流程
海科公司主要装置知识汇总 常减压装置： 原料：原油 产品：汽油（7-8%）、柴油（20-30%）、蜡油(20-30%)、渣油（40%左右） 常减压蒸馏：将原油按其各组分的沸点和饱和蒸汽压的不同而进行分离的一种加工手段。这是一个物理变化过程，分为常压过程和减压过程。我公司大常减压装置加工能力是100万吨/年。 精馏过程的必要条件： 1）主要是依靠多次气化及多次冷凝的方法，实现对液体混合物的分离。因此，液体混合物中各组分的相对挥发度有明显差异是实现精馏过程的首要条件。 2）塔顶加入轻组分浓度很高的回流液体，塔底用加热或汽提的方法产生热的蒸汽。 3）塔内要装设有塔板或者填料，使下部上升的温度较高、重组分含量较多的蒸气与上部下降的温度较低、轻组分含量较多的液体相接处，同时进行传热和传质过程。 原油形状：天然石油通常是淡黄色到黑色的流动或半流动的粘稠液体，也有暗绿色、赤褐色的，通常都比水轻，比重在0.8-0.98之间，但个别也有比水重的，比重达到1.02。许多石油都有程度不同的臭味，这是因为含有硫化物的缘故。 石油主要由C和H两种元素组成，由C和H两种元素组成的碳氢化合物，是石油炼制过程中加工和利用的主要对象。 主要元素：C、H、S、O、N
微量元素：Ni、V、Fe、Cu、Ga、S、Cl、P、Si 常减压装置的原理：根据石油中各种组分的沸点不同且随压力的变化而改变的特点，通过蒸馏的办法将其分离成满足产品要求或后续装置加工要求的各种馏分。因此，原油蒸馏的基本过程是：加热、汽化、冷凝、冷却以及在这些过程当中所发生的传质、传热过程。 常减压蒸馏是石油加工的第一个程序，第一套生产装置。根据原油的品质情况和生产的目的不同，常减压蒸馏装置通常有三种类型，一种是燃料型，另一种是燃料润滑油型，还有一种是化工型。 燃料型生产装置，主要生产：石脑油、煤油、柴油、催化裂化原料或者加氢裂化、加氢处理原料、减粘原料、焦化原料、氧化沥青原料或者直接生产道路沥青；燃料润滑油型生产装置，主要生产除燃料之外，还在减压蒸馏塔生产润滑油基础油原料；化工型生产装置主要生产的是裂解原料。 原油预处理（电脱盐）部分、换热网络（余热回收）及加热炉部分、常压蒸馏部分、减压蒸馏部分。 三塔流程：初馏塔、常压蒸馏塔、减压蒸馏塔 焦化联合装置： 我公司延迟焦化装置规模37.5万吨/年，加氢精制装置40万吨/年，干气制氢装置规模3000Nm3/年。 焦化联合装置配套配合生产，焦化部分采用国内成熟的常规焦化技术，运用一炉两塔工艺，井架式水力除焦系统，无堵焦阀，尽量多产汽、柴油。加氢部分采用国内成熟的加氢精制工艺技术，催化剂采用中国石油化工集团公司抚顺石油化工研究所开发的FH-UDS、FH-UDS-2加氢精制催化剂。反应部分采用炉前
进场施工安全协议书
进场施工安全协议书 甲方： 乙方：乙方营业执照号码（或身份证号码）： 一、目的 为维护甲乙双方的共同利益，保证施工质量和安全生产，保持良好的工作秩序和施工场所的安全、卫生环境，经甲乙双方平等协商，签定本施工协议。 二、施工项目名称： 三、施工地点：山东比特智能科技股份有限公司院内（日照北路1号） 四、施工时间：年月日至年月日 五、协议内容： （一）入场施工须知 1、乙方在进场施工前，须提前3个工作日向甲方提供施工条件要求和施工方案，明确水、电、场地等基础条件要求，并提报施工时间、人数、车辆、食宿安排等计划。甲方在接到乙方提出的施工条件后，3个工作日内做好各项准备工作，确保乙方按期顺利施工。 2、乙方进场前，须到甲方保卫科为提报的施工人员、车辆办理临时出入手续，按照“人员临时出入证”20元/人，“车辆临时出入证”200元/辆由甲方收取一定押金，以便施工期间乙方车辆和人员凭证件进出甲方公司大门；如无证件，甲方门卫有权阻止人员、车辆出入，由此对施工造成的影响由乙方负责。 施工结束后，乙方应主动交还临时出入证件，甲方按照交还的证件数量退还押金。 3、乙方施工车辆进出公司，车速不大于5km/h，车辆出厂必须经门卫值班人员检查，出具经甲、乙方施工现场管理人员签字确认的出公司物品放行单，方可放行。 4、乙方施工人员应严格遵守甲方的各项规定，不得擅自离开作业区域进入工作区域或车间、仓库、办公楼等其他区域，不得在公司区域内吸烟，不得与甲方员工争吵、打架。如有违反，甲方有权要求乙方更换施工人员。 5、乙方施工前，必须对施工人员进行安全教育。 6、乙方获得甲方工程项目后不得转包给其他施工队，如甲方确认工程项目有转包事实，甲方可要求停工或取消乙方施工权利，另找施工方合作。 7、乙方施工如需用电，须自备配电箱或者插座，并向甲方报备用电负荷，甲方只负责到施工配电箱的进线接入，配电箱至各施工设备的接线由乙方负责，未经甲方许可，乙方不得擅自直接从甲方配电箱或者设备上接电。配电箱需配备安全保护元件，如因乙方违章用电造成甲方用电线路、设备跳闸或者烧毁，所造成的损失由乙方承担。 8、乙方运入甲方公司范围内的施工工具、机械、材料须在甲方门卫处进行登记，施工结束物资出门时，甲方门卫按照进场登记表进行核实，如发现未在当初登记范围内的物资，甲方有权进行扣留，并保留进一步追究责任的权利。 （二）入场施工注意事项 1、乙方进厂施工，须经甲方同意，并指定施工负责人，施工现场设立安全监督人员，便于施工过程中的协调、联系。同时，在不影响甲方安全生产运行的前提下，甲方为乙方提供施工便利条件和服务。 2、乙方应在施工区域设置明显标志，对于时间较长的集中性施工项目要做封闭处理，施工人员应在施工区域内活动，不得随意进入非施工区域，甲方人员有权随时检查； 3.施工队伍的安全防护器材必须配置到位，否则将不得开工作业；施工过程中因各种原因引发的意外人身伤害、事故以及造成的经济损失由乙方负责，与甲方无关。 4、施工过程中如需使用水、电等，施工单位向甲方提出申请，并由乙方提供合格的水/电计量仪表，经甲方公司领导同意，由甲方人员指定专人负责水/电的安装。乙方施工产生的水/电费用由甲乙双方协商解决。 5、施工过程中如需动火作业，乙方需向甲方提出申请，并落实安全防范措施。动火作业过程中甲乙双方必须指派安全人员在现场监护； 6、乙方如需挖土作业，须提前向甲方询问地下管道、电缆埋藏情况，如未经甲方许可擅自动土作业，造成地下管路、电缆损坏的，由乙方负全部责任，并承担由此给甲方造成的损失。如经甲方许可后出现问题的，乙方应主
催化裂化产品方案解析(doc 5页)
催化裂化产品方案分析 催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和的作用下使发生裂化反应，转变为裂化气、汽油和等的过程。 催化裂化原料是原油通过原油（或其他过程）分馏所得的重质;或在重质馏分油中掺入少量渣油,或经脱后的脱沥青渣油；或全部用常压渣油或。在反应过程中由于不挥发的类碳物质沉积在上，缩合为，使催化剂活性下降，需要用空气烧去（见催化剂再生），以恢复催化活性，并提供裂化反应所需热量。催化裂化是从重质油生产的主要过程之一。所产汽油高（马达法80左右），裂化气（一种）含、、异构烃多。 催化裂化技术由E.J.胡德利研究成功，于1936年由美国索康尼真空油公司和合作实现工业化，当时采用，反应和催化剂再生交替进行。由于高压缩比的需要较高辛烷值汽油，催化裂化向移动床（反应和催化剂再生在中进行）和流化床（反应和催化剂再生在中进行）两个方向发展。移动床催化裂化因设备复杂逐渐被淘汰；流化床催化裂化设备较简单、处理能力大、较易操作，得到较大发展。60年代，出现分子筛催化剂，因其活性高，裂化反应改在一个管式反应器（反应器）中进行，称为提升管催化裂化。 1958年在兰州建成移动床催化裂化装置，1965年在抚顺建成流化床催化裂化装置，1974年在玉门建成提升管催化裂化装置。1984年，中国催化裂化装置共39套，占原油加工能力23%。
反应机理：与按机理进行的热裂化不同，催化裂化是按机理进行的，催化剂促进了裂化、和芳构化反应，裂化产物比热裂化具有更高的经济价值，气体中C3和C4较多，异构物多；汽油中异构烃多，极少，较多。其主要反应包括：①分解，使重质烃转变为轻质烃；②异构化；③氢转移；④芳构化；⑤、生焦反应。异构化和芳构化使低辛烷值的直链烃转变为高辛烷值的异构烃和芳烃。 装置类型：流化床催化裂化装置有多种类型，按反应器（或沉降器）和再生器布置的的不同可分为两大类：①反应器和再生器分开布置的并列式；②反应器和再生器架叠在一起的同轴式。并列式又由于反应器（或沉降器）和再生器位置高低的不同而分为同高并列式和高低并列式两类。 同高并列式主要特点是:①催化剂由U型管密相输送;②反应器和再生器间的催化剂循环主要靠改变两端的催化剂密度来调节；③由反应器输送到再生器的催化剂，不通过再生器的分布板，直接由
第5章催化重整(答案)
第5章催化重整 自测练习 1、活性成分、助催化剂、裁体构成 2、芳构化反应、异构化反应、加氢裂化反应、缩合生 焦反应 3、馏分组成、族组成、毒物及杂质含量 4、重度芳烃、单体芳烃 5、六元环脱氢反应、五元环烷烃异构脱氢反应、烷烃 环化脱氢反应 6、积炭生成、金属聚焦、催化剂污染中毒 思考题及习题 1、无论是生产高辛烷值汽油还是芳烃，都是通过化学过程来实现的，在催化重整中发生了一系列的芳构化、异构化、裂化和生焦等复杂的平行和顺序反应；对于芳构化反应强吸热的特点在实际生产中必须不断的补充反应过程中所需的热量，体积增大的特点可生产高纯度的富产氢气，可逆的特点可在实际过程中控制操作条件提高芳烃产率，对于加氢裂化反应要适当控制，对于缩合生焦反应工业上常采用循环氢保护 2、略 3、目的为一是生产高辛烷值汽油组分，二是为化纤、橡胶、塑料和精细化工提供原料，除此之外，还生产化工过程所需的溶剂、油品加氢所需高纯度廉价氢气和民用燃料液化气等副产品 4、具备脱氢和裂化、异构化两种活性功能；这两种功能是有机配合的他们并不是互不相干，而是应保持一定平衡，适当配合，才能得到满意的结果 5、温度、压力、空速、氢油比；如果反映受热力学控 制，则提高反映平衡常数，反之，则提高反应速率。反映平衡常数和反应速率都与某些反应条件有关，既可以改变反应条件，是反应达到最优化，最大限度的提高目的产物的收率。 6、图略 7、抽提、溶剂回收、溶剂再生；操作温度、溶剂比、 回流比、溶剂含水量、压力 8、要求产品纯度高，应在99.9%以上，同时要求馏分很 窄；需采用温差控制法实现
9、除去硫，防止污染 10．重整转化率是如何定义的？影响重整转化率的因素有哪些？（重整装置） 答案： 重整转化率，定义为重整转化过程产物中所得到的芳烃量与原料中芳烃潜含量之比值。因此，重整转化率又称芳烃转化率，即： 重整生成油中芳烃产率 重整转化率= ×100% 原料油中芳烃潜含量 影响重整转化率的因素很多，几乎所有影响反应温降的因素对转化率均有影响，具体来说，影响重整转化率的因素有： 催化剂的组成与活性； 原料的性质及组成； 反应压力； 氢油比； 空速； 环境控制和氯水平衡； 反应温度； 催化剂积炭程度等。 11．循环氢的作用是什么？为什么说压缩机是重整装置的心脏？（重整装置） 答案： 重整循环氢的作用主要有三点： ⑴改善反应器内温度分布，起热载体作用； ⑵抑制生焦反应，保护催化剂活性寿命； ⑶稀释反应原料，使物料更均匀地分布于床层中。 由于循环压缩机能使氢气在系统中得以循环，好比人的心脏促使血液在人体循环一样，因此，人们都说循环压缩机就是重整装置的心脏，这种形容是很形象、很恰当的。一旦循环压机出现故障不能运转，系统含氢气体不再流动，催化剂将迅速结焦，催化剂活性和寿命就要下降，这是非常危险的。就像人的心脏停止跳动一样，必须采取紧急措施进行抢救，如采取停油、降温、灭火、停止注氯等。 12．为什么要搞好水氯平衡？不断地注入一定量的氯和水?（重整装置） 答案：
催化重整过程安全(新版)
催化重整过程安全(新版) Safety technology is guided by safety technology, based on personnel protection, and an orderly combined safety protection service guarantee system. ( 安全技术) 单位：_______________________ 部门：_______________________ 日期：_______________________ 本文档文字可以自由修改
催化重整过程安全(新版) 汽油馏分的催化重整是一种石油化学加工过程，它是在催化剂的作用及一定温度、压力条件下，使汽油中烃分子重新排列成新的分子结构的过程，它不仅可以生产优质(高辛烷值)汽油，还可以生产芳烃。根据所用催化剂种类的不同，催化重整又可分为铂重整、铂铼重整和多金属重整等。 催化重整装置一般包括原料预处理、催化重整反应、稳定和分馏等3大部分。 原料是初馏～150℃(180℃)汽油馏分，先经预分馏塔，切取60～130℃馏分作为重整原料。而后与氢气混合，经过预加氢，把原料中的硫、氮、氧、烯烃和金属杂质分别转化为易于除去的硫化氢、氨、水、饱和烃和吸收金属杂质于催化剂中，以保证后面的重整催化剂不受害。预加氢所用催化剂是担体为氧化铝
的钼酸钴或钼酸镍。预加氢是一种放热反应，所以反应温度不能过高，一般控制在320～370℃(铝酸钴)或280～340℃(钼酸镍)。压力大致是2．0～5．0MPa。采用固定床反应器。 国内催化重整一般采用3个固定床反应器串联运转，也可以采用4个反应器，其中有3个反应器在运转，1个反应器在再生以恢复催化剂活性。有的装置还在后面设加氢反应器，目的是使重整生成油中的不饱和烃转化为饱和烃，以保证最终芳烃产品的质量。3个主要的重整反应器大致在480～500℃范围内操作，因为主要的脱氢反应是强烈的吸热反应，要补充加入热量以保证反应温度，操作压力一般大于2．0MPa。所以3个反应器必须串联操作，其间反应器应当有附属部件热电偶管和催化剂引出管。无论是反应器还是再生器，为了严格控制温度，必须采用绝热措施。为了观察壁温，常在反应器外表涂上变色漆，只要温度超过规定指标就会通过颜色显示出来。对于铂重整来说，反应装置包括加氢精制反应器，由于高温、氢腐蚀和受压，要求采用较好的材质。
催化裂化的工艺特点及基本原理
教案 叶蔚君 5.1催化裂化的工艺特点及基本原理 [引入]: 先提问复习，再从我国催化裂化汽油产量所占汽油总量的比例引入本章内容。 [板书]:催化裂化 一、概述 1、催化裂化的定义、反应原料、反应产物、生产目的 [讲述]: 1．催化裂化的定义(重质油在酸性催化剂存在下，在470~530O C的温度和0.1～0.3MPa的条件下，发生一系列化学反应，转化成气体、汽油、柴油等轻质产品和焦炭的过程。)、 反应原料:重质油;(轻质油、气体和焦炭)、(轻质油); [板书]2.催化裂化在炼油厂申的地位和作用: [讲述]以汽油为例，据1988年统计，全世界每年汽油总消费量约为6.5亿吨以上，我国汽油总产量为1750万吨，从质量上看，目前各国普通级汽油一般为90-92RON、优质汽油为96-98RON，我国1988年颁布车用汽油指标有两个牌号，其研究法辛烷值分别为不低于90和97。 但是，轻质油品的来源只靠直接从原油中蒸馏取得是远远不够的。一般原油经常减压蒸馏所提供的汽油、煤油和柴油等轻质油品仅有10-40%，如果要得到更多的轻质产品以解决供需矛盾，就必须对其余
的生质馏分以及残渣油进行二次加工。而且，直馏汽油的辛烷值太低，一般只有40-60MON，必须与二次加工汽油调合使用。 国内外常用的二次加工手段主要有热裂化、焦化、催化裂化和加氢裂化等。而热裂化由于技术落后很少发展，而且正逐渐被淘汰，焦化只适用于加工减压渣油，加氢裂化虽然技术上先进、产品收率高、质量好、灵活性大，但设备复杂，而且需大量氢气，因此，技术经济上受到一定限制，所以，使得催化裂化在石油的二次加工过程中占居着重要地位(在各个主要二次加工工艺中居于首位)。特别是在我国，车用汽油的组成最主要的是催化裂化汽油，约占近80%。因此，要改善汽油质量提高辛烷值，首先需要把催化裂化汽油辛烷值提上去。目前我国催化裂化汽油辛烷值RON偏低，必须采取措施改进工艺操作，提高催化剂质量，迅速赶上国际先进水平。 [板书]3催化裂化过程具有以下几个特点 [讲述] (1)轻质油收率高，可达70%-80%，而原料初馏的轻质油收率仅为10%~40%。所说轻质油是指汽抽、煤油和柴油的总和。 (2)催化汽油的辛烷值较高，研究法辛烷值可达85以上。汽油的安定性也较好。 (3)催化柴油的十六烷值低，常与直馏柴油调合使用或经加氢精制提高十六烷值。 (4)催化裂化气体产品产率约为10%~20%左右，其中90%左右是C3，C4(称为液化石油气)。C3、C4组分中合大量烯烃。因此这部分产品是优良的
施工安全协议书(标准版)
施工安全协议书 工程承包人：（以下简称甲方）：吉林省泰成建筑工程有限公司第二项目部劳务分包人：（以下简称乙方）： 工程名称：新热电调峰热水锅炉扩建工程 为了切实加强施工现场安全生产管理，依照《中华人民共和国安全生产法》、《中华人民共和国建筑法》、《中华人民共和国合同法》以及《建设工程安全生产管理条例》建设部《施工现场临时用电安全技术规范》（JGJ46-88）、《建筑施工安全检查标准》（JGJ59-99），双方本着平等、自愿的原则，签订本协议书。甲方和乙方均严格遵守本协议书规定的权力、责任和义务，确保施工现场的安全生产和施工现场临时用电的安全。 一、甲方的权利、责任和义务： 1、贯彻落实国家有关施工现场安全生产、文明施工的法规和管理规定，对施工现场进行全面的安全生产管理和监督检查并对施工现场临时用电进行安全检查与指导。 2、对乙方施工区域进行安全生产和文明施工检查；及时纠正乙方施工人员违章指挥和违章作业行为，并按照有关规定予以查处。对乙方施工区域内的重大安全事故隐患，应开具隐患通知单。 3、建立健全施工现场各项安全生产管理制度。 4、对乙方的安全生产培训、劳动保护用品的使用和危险预知工作提出指导意见，并监督落实情况。 5、对乙方提出的安全生产要求积极提供帮助。
6、按照有关临时用电标准对乙方的临时用电设备设施进行监督和检查。发现乙方在临时用电中存在隐患必须责成乙方以整改。并监督整改落实情况。 7、对乙方特种作业人员的名单、操作证复印件及培训记录进行存档备案。 二、乙方的权利、责任和义务： 1、遵守国家有关施工现场安全生产的法规和管理制度，建立健全安全生产责任制和安全生产管理制度。严格执行国家施工现场临时用电及机械设备使用有关技术规范和安全操作规程，对施工区域内自行管辖的临时用电负全面管理责任。 2、服从甲方安全生产管理。 3、乙方必须为施工作业人员参加人身意外保险。 4、乙方造成生产安全事故，导致人员伤亡时，由乙方承担事故责任和经济责任。 5、未经安全生产教育培训和无证人员，不得上岗作业。 安全用电 1、向甲方提供书面的临时用电申请。设备设施需要增容时，必须重新办理用电申请手续。 2、保证B级配电箱以下管辖区域内各种用电设备、设施完好，临时用电设施和器材必须使用正规厂家的合格产品，严禁使用假冒伪劣等不合格产品，加强维护保养工作，严禁各种机电设备带病运行。保证临时用电符合有关安全用电标准。 3、执行临时用电安全技术交底制度，对施工区域内自行管辖的操作人员进行临时用电安全技术交底，避免违章指挥、违章操作和误操作，确保安全用电。
施工单位进场施工安全协议
施工单位进场施工安全协议书 甲方单位名称：联系电话： 乙方单位名称：联系电话： 一．目的 为维护甲乙双方的共同利益，保证施工质量和安全生产，保持良好的工作秩序和施工场所的安全、卫生环境，经甲乙双方平等协商，签定本施工协议。 二．施工项目： 三．施工地点： 四．施工时间： 五．协议内容： 1、乙方进厂（站、库）施工，须经甲方领导同意，并指定施工负责人，施工现场设立安全监督， 便于施工过程中的协调、联系。同时，在不影响甲方安全生产运行的前提下，甲方需为乙方提供 施工便利条件和服务。 2、乙方施工前，必须经站（厂、库）安全监督对施工人员进行安全教育，并与甲方公司签定《施 工安全协议书》，安全协议书未签订工程项目不得开工建设；乙方获得甲方工程项目后不得转包给 其他施工队，如却有需要，乙方必须以书面形式向甲方提出提出，甲方对必要性及第三方资质确认后，相关工程项目方可转由第三方进行施工，对于第三方在施工中，乙方有承担各项监管责任，甲 方同时对乙方和第三方有管理权，出现任何违规行为，甲方可要求停工或取消乙方施工权利，另找 供应商合作； 3、开工前，施工作业区域、安全防范措施和动火作业申请须经甲乙双方公司安全监督管理部门审 查通过； 4、施工人员进厂（站、库）必须统一穿戴劳保服装，特种作业人员还必须携带特种作业操作证， 便于甲方安全管理人员和上级主管领导检查；
5、乙方应在施工区域设置明显标志，对于时间较长的集中性施工项目要做封闭处理，施工人员应 在施工区域内活动，不得随意进入非施工区域，甲方人员有权随时检查； 6、施工队伍的安全防护器材必须配置到位，安全措施得力，否则将不得开工作业；施工中因违章 操作等原因造成意外的人身伤害或事故损失应由乙方负责。 7、施工过程中如需使用水、电、气（压缩空气、天然气）等，施工单位必须填写申请单，经甲方 工厂（站、库）管理部门同意，由专业人员指定接水、电、气地点，电器线路和管路连接规范，并 由施工单位安装合格计量仪表后方可使用。所需费用由施工单位负担； 8、施工过程中如需动火作业，应根据动火级别由施工单位向甲方有关单位、部门提出申请，经批 准并确认达到动火条件、落实安全防范措施后方可进行动火作业。动火作业过程中甲乙双方必须指 派安全人员在现场监护； 9、施工车辆进厂（站、库）必须装有防火帽，车速不大于5km/h，出厂必须经门岗值班人员检查，出具经甲、乙方施工现场管理人员签字确认的出厂（站、库）物品放行单，方可放行； 10、施工过程中甲方实行公司、站库、岗位员工三级监督检查制度。甲方有权随时进行检查，有 权制止违章作业，有权对违反安全规定的行为进行处罚或责令施工队伍停工整顿 11、乙方在施工过程中当天产生的垃圾尽量当日清理干净。施工结束后，乙方应对施工现场彻底清理，做到工完、料尽、场地清。清理出的垃圾不能随意堆放在甲方管理的场地内，否则可根据实际 情况进行罚款、扣除部分甚至全部风险抵押金。对外发生的污染、交通等意外事故由乙方负责； 12、其它未尽事宜由甲乙双方协商解决。 六、工程质量及验收标准： 工程质量应符合国家现行施工验收规范（含国家或行业安全技术标准）、以及甲方工程项目安全 技术要求和需要，必须达到专业质量检验评定的优良以上等级。因乙方盲目蛮干、只求速度不按操 作规程施工，造成工程质量不符合设计安全技术要求、质量不合格，甲方可要求乙方停工或返工， 返工费用由乙方承担，由此造成之材料浪费及经济损失全部由乙方负责赔偿，工期不予顺延。 七、工期：
(整理)催化裂化的装置简介及工艺流程
催化裂化的装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术的发展密切依赖于催化剂的发展。有了微球催化剂，才出现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂的出现，才发展了提升管催化裂化。选用适宜的催化剂对于催化裂化过程的产品产率、产品质量以及经济效益具有重大影响。 催化裂化装置通常由三大部分组成，即反应/再生系统、分馏系统和吸收稳定系统。其中反应––再生系统是全装置的核心，现以高低并列式提升管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反应––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)经过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提升管反应器下部，油浆不经加热直接进入提升管，与来自再生器的高温(约650℃~700℃)催化剂接触并立即汽化，油气与雾化蒸汽及预提升蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒的高线速通过提升管，经快速分离器分离后，大部分催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带的催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭的待生催化剂由沉降器进入其下面的汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上的少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部的空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反应，同时放出大量燃烧热，以维持再生器足够高的床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)的顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后的催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提升管反应器循环使用。 烧焦产生的再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带的大部分催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高而且含有约5%~10%CO，为了利用其热量，不少装置设有CO锅炉，利用再生烟气产生水蒸汽。对于操作压力较高的装置，常设有烟气能量回收系统，利用再生烟气的热能和压力作功，驱动主风机以节约电能。 （二）分馏系统 分馏系统的作用是将反应/再生系统的产物进行分离，得到部分产品和半成
催化重整过程安全
催化重整过程安全 集团企业公司编码：（LL3698-KKI1269-TM2483-LUI12689-ITT289-
催化重整过程安全汽油馏分的催化重整是一种石油化学加工过程，它是在催化剂的作用及一定温度、压力条件下，使汽油中烃分子重新排列成新的分子结构的过程，它不仅可以生产优质(高辛烷值)汽油，还可以生产芳烃。根据所用催化剂种类的不同，催化重整又可分为铂重整、铂铼重整和多金属重整等。 催化重整装置一般包括原料预处理、催化重整反应、稳定和分馏等3大部分。 原料是初馏～150℃(180℃)汽油馏分，先经预分馏塔，切取60～130℃馏分作为重整原料。而后与氢气混合，经过预加氢，把原料中的硫、氮、氧、烯烃和金属杂质分别转化为易于除去的硫化氢、氨、水、饱和烃和吸收金属杂质于催化剂中，以保证后面的重整催化剂不受害。预加氢所用催化剂是担体为氧化铝的钼酸钴或钼酸镍。预加氢是一种放热反应，所以反应温度不能过高，一般控制在320～370℃(铝酸钴)或280～340℃(钼酸镍)。压力大致是2．0～5．0MPa。采用固定床反应器。 国内催化重整一般采用3个固定床反应器串联运转，也可以采用4 个反应器，其中有3个反应器在运转，1个反应器在再生以恢复催化剂活性。有的装置还在后面设加氢反应器，目的是使重整生成油中的不饱和
烃转化为饱和烃，以保证最终芳烃产品的质量。3个主要的重整反应器大致在480～500℃范围内操作，因为主要的脱氢反应是强烈的吸热反应，要补充加入热量以保证反应温度，操作压力一般大于2．0MPa。所以3个反应器必须串联操作，其间反应器应当有附属部件热电偶管和催化剂引出管。无论是反应器还是再生器，为了严格控制温度，必须采用绝热措施。为了观察壁温，常在反应器外表涂上变色漆，只要温度超过规定指标就会通过颜色显示出来。对于铂重整来说，反应装置包括加氢精制反应器，由于高温、氢腐蚀和受压，要求采用较好的材质。 催化剂在装卸时，要防止破碎和污染，未再生的含碳催化剂卸出时，要预防自燃超温损坏。 加热炉是热的来源，在催化重整过程中，重整和预加氢的反应需要很大的炉子才能供应所需的反应热。因此加热炉的安全和稳定是很重要的。另外，过程中进料或塔底加热器、重沸器所需的热源，往往需要热载体加热炉供给，热载体在使用过程中要防止局部过热分解，防止进入水等低沸点介质造成气化超压爆炸。燃烧炉必须保证燃烧正常、调节及时。加热炉出口温度的高低，是反应器入口温度稳定的条件，但是炉温的变化又是与很多因素有关，例如燃料油的流量、压力、燃料的质量等。为了稳定炉温、保证整个装置的安全生产，加热炉应采用自动调节系统。
炼油化工装置的具体工艺流程
炼油化工装置的具体工艺流程 一般炼油厂主要由炼油工艺装置和辅助设施构成。炼油工艺装置的作用是将原油加工成液体的轻质燃料和重质燃料，其中轻质燃料包括汽油、煤油、轻柴油，重质燃料包括重柴油和锅炉专用燃料等。此外，通过炼油工艺装置，还能将原油分解成润滑油、气态烃、液态烃、化工原料、沥青、石油焦、石蜡等。根据产品类别分类的话，就分为了燃料型、燃料-化工型、燃料-润滑油型。 一、常减压蒸馏的主要工艺流程 常减压蒸馏主要分为4个步骤，分别为：原油脱盐脱水、初馏、常压蒸馏、减压蒸馏。 1原油脱盐脱水
从地下采出的原油中含有一定比例的水分，这部分水分中含有矿物质盐类。如果原油中水分过大的话，不利于蒸馏塔稳定，容易损坏蒸馏塔。此外，水分过大势必需要延迟加热时间，增加了热量的吸取，增加了原料成本。水分中含有的矿物质盐会在蒸馏过程中产生腐蚀性的盐垢，附着在管道上，这样就会无形当中增加了原油的流动阻力，减慢了流动速度，增加了燃料消耗，所以需要对原油进行脱盐脱水处理。 2初馏 经过了第一步的脱盐脱水操作之后，原油要经过换热器提高温度，当温度达到200℃～250℃时，才可以进入初馏塔装置。在这里，将原油里剩余的水分、腐蚀性气体和轻汽油排出，这样就减少了塔的负担，保证了塔的稳定状态，起到了提高产品质量和尽可能多的回收原油的效果。 3常压蒸馏 从上一步骤出来的油叫拔顶油。经过输送泵进入常压炉后加热，加热要求是360℃左右，然后进入常压塔。从塔顶分离出来的油和气，经过冷凝和换热后，一些就成为汽油，一些就成为了煤油和柴油。 4减压蒸馏 减压蒸馏的主要工艺装置是减压塔，减压塔是将从常压塔里出来的重油，通过减压的方式进行二次加工和深加工。 二、催化裂化的主要工艺流程 催化裂化装置的原材料是需要二次加工和深加工的重质油。通过这道工序，可以将重质油裂解为我们需要的轻质油。 催化裂化的主要步骤为：反应-再生系统、分馏系统、吸收-稳定系统。
催化裂化装置工艺流程及设备简图
催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。
3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。
催化重整流程模拟
Kinetic Modeling of Naphtha Catalytic Reforming Reactions Jorge Ancheyta-Jua′rez*and Eduardo Villafuerte-Mac?′as Instituto Mexicano del Petro′leo,Eje Central La′zaro Ca′rdenas152,Me′xico07730D.F.,Mexico, and Instituto Polite′cnico Nacional,ESIQIE,Me′xico07738D.F.,Mexico Received February21,2000 In this work a kinetic model for the naphtha catalytic reforming process is presented.The model utilizes lumped mathematical representation of the reactions that take place,which are written in terms of isomers of the same nature.These groups range from1to11atoms of carbon for paraffins,and from6to11carbon atoms for naphthenes and aromatics.The cyclohexane formation via methylcyclopentane isomerization and paraffins isomerization reactions were considered in the model.Additionally,an Arrhenius-type variation was added to the model in order to include the effect of pressure and temperature on the rate constants.The kinetic parameters values were estimated using experimental information obtained in a fixed-bed pilot plant.The pilot reactor was loaded with different amounts of catalyst in order to simulate a series of three reforming reactors.The reformate composition calculated with the proposed model agrees very well with experimental information. 1.Introduction Catalytic reforming of straight run naphthas is a very important process for octane improvement and produc-tion of aromatic feedstocks for petrochemical industries. Hydrogen and lighter hydrocarbons are also obtained as side products.Generally,the reforming is carried out in three or four fixed bed reactors which operate adiabatically at temperatures between450and520°C, total pressures between10and35atm,and molar hydrogen-to-hydrocarbon ratios between3and8.The feed to the first reactor is a hydrodesulfurized naphtha cut,composed of normal and branched paraffins,five-and six-membered ring naphthenes,and single-ring aromatics. A large number of reactions occur in catalytic reform-ing,such as dehydrogenation and dehydroisomerization of naphthenes to aromatics,dehydrogenation of paraf-fins to olefins,dehydrocyclization of paraffins and olefins to aromatics,isomerization or hydroisomerization to isoparaffins,isomerization of alkylcyclopentanes,and substituted aromatics and hydrocracking of paraffins and naphthenes to lower hydrocarbons.The major reactions in the first reactor are endothermic and very fast,such as dehydrogenation of naphthenes.As the feedstock passes through the reactors,the reactions become less endothermic and the temperature dif-ferential across them decreases. Recently there has been a renewed interest in the reforming process,first,because reformate is a major source of aromatics in gasoline,and second,because of the new legislation of benzene and aromatics content in commercial gasolines.In this sense,refiners have reduced the severity of the industrial reforming plants in order to decrease the amount of aromatics in gasoline, however it adversely affects the reformate octane.1 Because of these reasons,it is very important to develop an appropriate kinetic model capable of predict-ing the detailed reformate composition in order to use it,in combination with a catalytic reforming reactor model,for simulation and optimization purposes. Various kinetic models to represent catalytic reform-ing have been reported in the literature,which have different levels of sophistication.2-6All of these models consider some or all of the reactions mentioned earlier and they idealize the complex naphtha mixture so that each of the three hydrocarbon classes,paraffins,naph-thenes,and aromatics,is represented by a single compound having the average properties of that class. The kinetic model of Krane et al.3is one of the more elaborate models which considers all possible reactions for each individual hydrocarbon.However,the temper-ature and pressure dependency on the rate constants was not reported.In addition,this model does not consider the formation of the main benzene precursor (N6:cyclohexane)via isomerization of methylcyclopen-tane(MCP),and it does not take into account the reaction rates of hydrocarbons with11atoms of carbon because only hydrocarbon up to10atoms of carbon are considered.In the present paper the Krane et al.model is extended in order to consider these deficiencies. *To whom correspondence should be addressed.Instituto Mexicano del Petro′leo.FAX:(+52-5)587-3967.E-mail:jancheyt@imp.mx. (1)Unzelman,G.H.Oil Gas J.1990,88(15),43. (2)Smith,R.B.Chem.Eng.Prog.1959,55(6),76-80. (3)Krane,H.G.;Groh, A. B.;Shulman, B. D.;Sinfeit,J.H. Proceedings of the5th World Petroleum Congress1959,39-51. (4)Henningsen,J.;Bundgaard,N.M.Chem.Eng.1970,15,1073-1087. (5)Ramage,M.P.;Grazianai,K.R.;Krambeck,F.J.Chem.Eng. Sci.1980,35,41-48. (6)Padmavathi,G.;Chaudhuri,K.K.Can.J.Chem.Eng.1997,75, 930-937. 1032Energy&Fuels2000,14,1032-1037 10.1021/ef0000274CCC:$19.00?2000American Chemical Society Published on Web08/02/2000