年化工事故案例文字说明.docx

1、年化工事故案例文字说明一、兰州石化46万吨/年乙烯装置“9.8”生产事故2008年9月8日12时25分到14时38分，兰州石化公司烯烃事业部46万吨/年乙烯装置5台裂解炉因超高压蒸汽（SHS）管线发生泄漏相继停车，并造成汽油加氢装置、丁二烯装置、MTBE装置及聚烯烃事业部的高压聚乙烯等三套装置停车待料。（一）装置概况1、乙烯装置建设情况兰州石化年产70万吨乙烯改扩建工程是在原24万吨乙烯装置的基础上，新建了年产46万吨的乙烯装置。新建的乙烯装置采纳美国KBR公司的专利技术，北京寰球工程公司完成详细设计，上海惠生工程公司为PC承包商，中油一建、中油六建、吉林化建等负责施工建设。2、工艺流程 （1

2、）乙烯装置要紧流程乙烯装置原料经预处理后进入裂解炉，裂解炉产生超高压蒸汽作为裂解气压缩机驱动动力。裂解气依次进入急冷油和急冷水塔。急冷水塔出口裂解气进入裂解气压缩机13段，经加压后进入碱洗塔，碱洗后的裂解气进入高低压脱丙烷塔，塔釜的废碱液进入废碱处理单元，碳四以上的重组分进入脱丁烷塔。裂解气进入压缩机四段后，经加压进行脱砷及加氢反应器后，裂解气进入冷区分离出甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷等组分。具体见附件1-1：乙烯装置要紧流程简图。（2）裂解炉脱盐水及高压蒸汽流程 由总管来的锅炉给水压力为0.50.6 MPa，常温下经中间凝液换热器后，温度升高到70左右进入脱氧槽。经低压蒸汽气提脱氧，加入中和

3、胺和脱氧剂后，脱氧水温度达到116, 压力为0.1MPa，脱氧水经汽包给水泵701J加压到11.0MPa后进入锅炉给水预热盘管预热到120140后，进入高压汽包。高压汽包出来的饱和蒸汽温度为319进入裂解炉冷蒸汽过热盘管过热后，由蒸汽减温器注入锅炉给水，再经热蒸汽过热盘管加热到515后进入超高压蒸汽总管。具体见附件1-2：裂解炉脱盐水及高压蒸汽流程示意图。（3）碱液线流程乙烯装置碱洗塔塔釜排出含有冷凝烃类的废碱液进入废碱分离罐，脱除废碱中的烃类物质后进入废碱液储罐，然后由废碱氧化气提泵抽出，进入废碱氧化汽提塔进行氧化反应，氧化后的废碱液进入中和系统，和硫酸进行中和反应，到达要求的PH值后，污水

4、排入化污系统。具体见附件1-3：脱盐水/废碱进料系统流程示意图。3、开车后生产运行情况乙烯装置从开车至今年9月初，实现了长周期平稳运行，技术经济指标稳步提高，今年1-8月累计乙烯收率32%，综合能耗705kgEo/t，创开工以来最好水平。但废碱处理单元自2007年4月26日开车以来，由于黄油堵塞和设备管线酸碱腐蚀泄漏等缘故，一直处于间断开车状态。据统计，2007年该单元累计开车7个月，开停车18次；2008年累计开车32天，开停车8次。由于废碱处理单元频繁开停车，开车过程中需要水运，就在脱盐水进废碱液储罐802F管线倒淋与废碱液进料过滤器801L倒淋之间，临时接一条金属软管引入脱盐水，在水运结

5、束转为碱运前拆除。（二）事故发生时刻2008年9月8日12时（三）事故发生地点兰州石化分公司烯烃事业部46万吨/年乙烯装置裂解炉区超高压蒸汽（SHS）系统。（四）事故通过和现场处置情况1、停车通过9月8日8时30分，烯烃事业部46万吨/年乙烯装置化工三班接班，装置投油负荷180吨/小时，废碱处理单元停车水运，装置运行平稳。10时15分，依照乙烯装置调度会议安排，废碱单元组织开车，岗位操作人员董伦江接班长姬宏峰指令，将废碱单元流程由水运改为碱运，启动废碱储泵802J，开碱液阀。10时23分，脱氧槽中水的pH值由8.6突然增大到11.8。12时25分， 2#裂解炉炉膛正压联锁停车（联锁值：12.2

6、5 P，工艺操纵指标：-12-25P）。接到裂解炉停车的通知后，装置长崔某、孙某及马某等4名技术员立即赶到操纵室组织查找停车缘故。在查找缘故的过程中，12时30分，3#裂解炉因高压蒸汽出口温度高联锁停车（联锁值569，工艺操纵指标5155）。14时到14时38分，5#、4#、1#裂解炉超高压蒸汽管线相继发生泄漏先后停车。5台裂解炉的开裂泄漏位置分不是：1#裂解炉减温器后直管段焊缝位置环向断裂，2#裂解炉过热段一根翅片管断裂，3#裂解炉高温SHS过热段根盘管裂，4#裂解炉减温器后弯头裂缝，5#裂解炉减温器本体变径部位裂纹。具体见附件1-3：脱盐水/废碱进料系统流程示意图。2、停车阻碍及生产恢复9

7、月8日12时25分，乙烯装置裂解单元停车，其余生产单元退守运行。14时25分，汽油加氢装置停车待料； 同时，聚烯烃事业部高压聚乙烯等三套装置停车待料；17时35分，丁二烯装置停车待料；9月11日9时，MTBE装置停车待料。事故发生后，兰州石化经对泄漏点补焊和部分管线更换后，在水压试验过程中，又发觉22处泄漏点，共发觉27处泄漏点。通过检修处理，10月1日7时04分，乙烯装置陆续投裂解炉开车并已满负荷运行，下游全密度聚乙烯、高压聚乙烯、高密度聚乙烯、线性聚乙烯、聚丙烯、丙烯腈、丁二烯和汽油加氢等装置均已恢复正常生产。（五）事故损失情况本次事故直接经济损失42.7万元。（六）事故缘故1、直接缘故本

8、次事故的直接缘故是裂解炉高压蒸汽（SHS）系统部分304H材质管线、弯头等因碱应力腐蚀快速开裂而失效。2、间接缘故（1）对Cl-应力腐蚀认识不足，未有效操纵脱盐水中的Cl-，使其对管道产生了最初的应力腐蚀裂纹。（2）由于废碱窜入脱盐水系统，加速了原已形成的应力腐蚀裂纹的开裂速度，导致管道失效。（3）裂解炉蒸汽系统部分操作参数偏离设计指标，致使SHS减温器后管道过热度不够出现液相水，构成了Cl-和碱应力腐蚀环境。3、治理缘故（1）操作变动治理执行不到位。兰州石化公司规章制度第十五篇：生产运行第十五节生产工艺调整与操作变动监控中，对操作变动做出了明确要求。但基层治理人员关于废碱处理单元接入脱盐水临

9、时管线的工艺变动，认识不足，未对该变更进行风险分析，没有履行相关审批手续，未对变更制订操作规程，仅以口头要求岗位操作人员在使用后拆除临时管线。由于废碱处理单元开停车频繁，现场操作人员在本次将废碱处理单元由水运切换为碱运过程中，未拆除临时管线，阀门未完全关闭，操作过程没有实行步步确认，操作监控未完全落实。事故发生以后，在对废碱处理单元接脱盐水总管来水进入废碱储罐（802F）流程及相关阀门进行操作确认时，发觉接入脱盐水临时管线在靠近废碱氧化汽提塔进料泵802J/A、B出口过滤器上的倒淋阀门关闭不严，而该泵出口压力在0.70.8MPa，脱盐水管网压力为0.53MPa，废碱液通过此管线上窜入脱盐水系统

10、。由于误操作使约4.55t废碱液在2h内窜入脱盐水系统，使脱氧槽中水的pH值由8.6突然增大到11.8，依次进超高压蒸汽管线和减温器，导致管道失效。事故后，对临时接的金属软管中残存物料以及废碱储罐（802F）倒淋中物料取样分析后也得到证明：软管中NaOH含量0.63%（无色）;废碱储罐802F倒淋4.57%(黑绿色)。（2）对Cl-和碱可能对300系列不锈钢造成应力腐蚀开裂认识不足。据美国API571阻碍炼油工业中静设备的损伤机理中描述 “所有300系列不锈钢对氯化物应力腐蚀开裂特不敏感。不存在氯化物实际低限，因为始终存在氯化物聚拢的潜在性”和“300系列不锈钢对碱应力腐蚀开裂敏感。若出现浓缩

11、机理，则开裂可在低苛性级时发生。在这种情况下，浓度为50100ppm的苛性碱足以导致开裂。裂纹扩展速率会随温度变化而显著增大，有时可在温度偏离时短短几小时或几天内扩展而穿过壁厚，尤其是当条件促进苛性碱浓缩的时候”。设计单位和使用单位都没有对脱盐水中的Cl-含量提出操纵指标要求，也没有对脱盐水中的Cl-含量进行监控，致使SHS系统304H材质管道产生应力腐蚀，形成了最初的裂纹。对废碱液可能窜入脱盐水系统的风险没有给予足够的重视，职员出现误操作，使得废碱窜入脱盐水系统，加速了原已有的应力腐蚀裂纹开裂，导致管道失效。事后分析脱氧槽（701L）和低压蒸汽凝液中的Cl-浓度为5.1mg/l。（3）SHS

12、过热系统减温器操作温度偏离设计指标。按照原设计，减温器后SHS温度应为382，但实际操作中，由于设计匹配及SHS发生系统如SQE状况等缘故，减温器前SHS蒸汽温度490530（设计温度461），为操纵SHS总管515的温度要求，不得不降低减温器后SHS的温度，事故发生前各炉该温度在323355 ，接近饱和温度，补水量超过设计值（实际补水量约为8.912.5t/h,设计补水量应为4.97t/h），如此容易造成减温器后SHS管网带水，形成浓缩液膜。针对这一问题，兰州石化公司未与设计单位联系与沟通，查找缘故，研究可能产生的阻碍及针对性的纠正措施。（4）废碱处理单元设计存在问题。废碱罐只有1具，因静置

13、时刻不够，夹带“黄油”造成系统聚堵及中和器腐蚀等问题，使废碱处理单元一直处于反复间断开车状态；在流程设计上，原设计中未考虑当系统发生泄漏时的水运流程，目前采纳临时管线接入脱盐水进行系统水运。由于系统经常泄漏，水运流程接入脱盐水阀门极易因碱结晶造成关闭困难。（5）风险治理意识不强。从主管业务部门和生产装置、现场操作人员风险意识不强，风险治理不到位。在生产过程中，更多关注了乙烯主体装置，实现了安全稳定运行，但忽视了对高压蒸汽系统腐蚀及辅助系统废碱处理单元的风险治理，没有认识到高压蒸汽系统Cl-腐蚀和减温器操作温度偏离设计指标易造成减温器后高压蒸汽管网带水带来的风险，没有评估增加水运系统可能带来的危

14、害，反违章禁令也落实不严格，“四有一卡”制度执行不到位，最终因现场操作工违章操作，引发事故。 （七）防范措施1、认真汲取本次设备应力腐蚀开裂事故的教训，举一反三，开展相关Cl-腐蚀和碱脆的研究工作。严格执行美国API571阻碍炼油工业中静设备的损伤机理标准，组织生产、技术、设备等治理部门及设计、使用单位对可能存在应力腐蚀的设备进行分析和评估，采取切实可行的措施，防止类似事故的发生。2、针对SHS过热系统减温器操作温度偏离设计指标等问题，生产使用单位联系设计单位重新进行核算。3、关于废碱单元的设计缺陷，增加一个废碱液储罐，为完全隔断废碱系统水运开车所需要的脱盐水，配置一条到废碱系统的蒸汽冷凝液专

15、用管线，停止脱盐水的使用。4、完善水质分析打算，加强对脱盐水的生产过程治理，对Cl-、碱等对炉管可能产生的腐蚀加强监控，确保各项操纵指标合格。严格药剂的加入制度，对脱盐水、工艺凝液、蒸汽凝液、透平凝液pH值分析数据进行统计、记录，以便及时发觉变化趋势。5、认真执行炼化板块有关生产受控治理规定，规范装置生产运行过程中的各种操作变动治理工作，严格执行持卡操作，真正落实操作过程步步确认制，确保工艺变动各环节受控。 （1）要组织兰州石化公司所属相关治理人员、岗位操作人员认真学习生产治理制度中炼化装置操作规程治理规定和生产工艺调整与操作变动监控治理规定，正确领会规定内涵，并在实际工作中严格执行。岗位操作

16、严格执行“四有工作法”，实行步步确认，切实实现生产过程治理受控。（2）要进一步结合“学用规程、杜绝违章”专项工作，教育职员严格执行“规定动作”、杜绝“自选动作”，养成“有变更就有卡片、有卡片就有确认”的工作适应，关于临时操作、变更操作，要视具体情况进行确认。现场操作监护人员要切实起到监护确认作用，真正把操作确认制度落到实处。（3）要举一反三，对长期停用的、开停车过程需投用的设备及管线状况进行进一步确认，在通过必要的风险识不和采取削减措施后，再按照方案进行投用。（4）关于检修过程中进行的技改、技措项目，要做好审批报告、设计资料、施工资料的收集、保存工作。要针对新增设施修改相应的工艺卡片及操作规程

17、，临时设施要制定专门的投用治理制度，并编制操作卡片，做好投用的风险辨识并制定相应的削减措施。（5）按照生产受控相关治理规定的要求，做好各项生产受控治理工作的执行、监督、考核工作，特不是要加强对临时操作、变更操作的持卡操作和确认情况的治理，确保生产治理全面受控。（6）立即对装置内临时使用的流程开展一次专项检查，停止使用时采纳拆除管线的方式隔离切断。二、大连石化220万吨/年连续重整联合装置PSA单元“9.12”闪爆事故。2008年9月12日16时19分，大连石化分公司220万吨/年连续重整联合装置PSA单元原料气缓冲罐V2101出口管线第5个弯头突然破裂，管线内氢气泄漏，发生闪爆，造成1人死亡、

18、1人重伤。（一）装置概况1、220万吨/年连续重整联合装置建设情况220万吨/年连续重整联合装置是大连石化公司“十五”期间建设的一个重要项目。该装置包括220万吨/年连续重整单元、100万吨/年芳烃抽提单元、PSA单元。该装置由中国石化洛阳石油化工工程公司设计，三套单元分不采纳美国UOP公司、美国GTC公司、成都华西化工研究所的工艺包，2006年6月开始建设，2008年6月23日投产试运行。2、PSA单元要紧工艺流程PSA单元进料为重整氢、轻烃干气、加柴干气、加氢干气，进料量16万标立/小时，原料含氢气90%-92%，没有HCl、H2S等腐蚀介质，通过10个吸附塔提纯后，生产出纯度99.9%的

19、PSA产品氢并入氢气管网，解吸气送制氢装置。（二）事故发生时刻2008年9月12日16时19分。（三）事故发生地点220万吨/年连续重整联合装置PSA单元原料气缓冲罐V2101出口管线第5个弯头处。（四）事故通过和现场处置情况1、9月11日上午10时，PSA单元由于一台程控阀液压油泄漏，将PSA单元切除，PSA单元压力保持在2.4MPa左右（系统正常压力），原料气缓冲罐V2101与系统连通，连接氢气管网阀门开启3-4扣，连接V2101阀门处于开启状态。2、9月12日当天，连续重整装置生产平稳，所产重整氢通过再接触和脱氯罐后跨过PSA，直接并入氢气管网，各项操作参数正常。事故发生前，220万吨/

20、年连续重整联合装置原料气缓冲罐 V2101附近，连续重整装置外操员曲兵正预备打开V2101入口管线手阀，只听到他在对讲机里讲：“阀门太紧，一个人打不开。”（话音刚落，即发生闪爆）。从压力曲线来看，压力恒定，事故与操作过程无关。重整单元E1419再接触制冷器附近，中油六建保运人员潘昊明加堵氨与氮气三阀组中间的盲板完毕，正预备离开（此盲板加堵作业与PSA单元无关）。3、9月12日16时19分，220万吨/年连续重整联合装置PSA单元原料气缓冲罐V2101出口管线第5个弯头突然破裂，管线内氢气泄漏，发生闪爆。事故造成在PSA单元原料气缓冲罐V2101入口阀处，距破裂点约7米的大连石化公司连续重整装置

21、外操员曲兵被烧伤；在距破裂点约25.6米的重整单元E1419再接触制冷器处加堵管网氮气与氨系统盲板后，欲离开现场的中油六建潘昊明被烧伤致死。具体见附件2-1：“9.12”闪爆事故平面位置示意图。4、事故发生后，大连石化公司立即启动应急预案，220万吨/年连续重整联合装置紧急停工。大连石化公司消防支队接到报警后，第一时刻赶到现场，对着火及周边设备进行喷淋、冷却、隔离、降温。16时40分左右，现场得到完全操纵。通过检修处理，9月28日13时，连续重整装置开工正常，目前负荷96%；11月1日14时，PSA系统开工正常，目前负荷88%。（五）事故损失情况1、伤亡人员情况死亡1人，重伤1人。2、事故直接

22、经济损失直接经济损失9.5万元。（六）事故缘故通过事故调查组现场勘查和聘请的相关专家认定，排除了工艺操作与施工作业诱因。通过查阅资料，分析论证后确认：造成此次闪爆事故发生的缘故是PSA单元V锥流量计F4901锥体及附件因焊接及设计缺陷，在逆向高速气流条件下脱落，并在高速气流条件下直接撞击原料气缓冲罐V2101出口管线弯头，导致弯头产生鼓包、划痕、裂纹等机械损伤，裂纹扩展最后导致弯头破裂, 管线内氢气泄漏，遇静电、金属碎片撞击产生的火花、高速气流引起破口金属断面震动相互摩擦产生的火花发生闪爆，具体分析如下：1、制造缺陷：V锥流量计F4901在制造过程中存在取压管导管与母体、锥体支撑筋板与母体焊肉

23、不饱满和未熔合缺陷，是造成锥体及附件脱落的直接缘故。弯头机械损伤的缘故为：（1）锥体脱落后，在高速气流作用下，沿管道产生高速运动，撞击弯头产生鼓包、划痕、裂纹等机械损伤。（2）机械损伤痕迹有新旧之分，因此推断V锥体脱落后对弯头多次产生撞击。（3）距该V锥流量计最近的弯头机械损伤最严峻，有严峻的裂纹，裂纹扩展最后导致弯头破裂。附件2-2：PSA单元流程示意图2、设计缺陷（1）V锥流量计F4901设计选型不当，没有考虑到紧急泄压的工况。（2）在设计中没有考虑到泄压点放在此位置可能出现逆向气流对V锥流量计造成锥体及附件脱落的阻碍。附件2-3：V锥流量计图片3、闪爆缘故（1）弯头破裂后，泄漏的氢气在空

24、气中立即达到爆炸极限。（2）引爆的火源为静电、金属碎片撞击产生火花、高速气流引起破口金属断面震动相互摩擦产生火花三种可能。（七）防范措施1、排查在用的V锥流量计。事故缘故查清晰后，大连石化公司立即组织对V锥流量计使用情况进行排查，目前生产新区共有锥形流量计144台，相关专业逐台进行了确认核实，经讨论共确认存在风险的锥形流量计21台。该21台锥形流量计在替代产品到达现场后，立即安排相关装置停工进行更换。目前已责成各相关装置严密监控。2、考虑到该产品内件脱落可能存在的风险，大连石化公司决定今后不再使用该种型式的流量计，生产新区本次未处理的122台锥形流量计，打算在明年停检期内逐一进行更换。事故暴露出以下四个方面的突出问题，一是生产受控治理存在漏洞，尤其是工艺变动治理执行不严肃；二是对炼化生产和设备的风险认识不足，专业治理不到位；三是设计把关不严不细，为装置埋下安全隐患；四是设备采购质量治理环节存在漏洞。