兰州石化公司“2008.9.8”生产事故

作者:安全管理网 来源:安全管理网 点击:  评论: 更新日期:2017年10月08日

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t/a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,并造成烯烃事业部汽油加氢装置、丁二烯装置、MTBE装置、聚烯烃事业部的高压聚乙烯等装置停车待料。
一、事故单位简介
兰州石化公司烯烃事业部自2007年8月成立以来,作为兰州石化公司扁平化管理的试点单位,下设乙烯装置、丁二烯装置、汽油加氢装置等9套装置。
年产70万t乙烯改扩建工程是在原年产24万t乙烯装置的基础上,新建了年产46万t的乙烯装置。5台SC-1型年产13万t的裂解炉,前脱丙烷前加氢工艺,先进的乙烯分离及开式热泵技术,以石脑油、加氢尾油、LPG、循环丙烷/乙烷为裂解原料,具有高温(870℃)、短停留时间(0.08~0.12s)和低烃分压的特点。
2005年3月20日,开始乙烯装置裂解炉基础施工。2006年9月16日,工程中交。11月20日实现开车一次成功。乙烯装置自开车以来,基本以石脑油和轻柴油为裂解原料,另外回收自产的乙烷、丙烷以及少量的炼厂丙烷和轻烃作补充原料。
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1~3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。
二、事故经过
1、停车经过
2008年9月8日8时30分,烯烃事业部46万t/a乙烯装置化工三班接班,装置投油负荷180t/h,废碱处理单元停车水运,装置运行平稳。10时15分,根据乙烯装置调度会安排,废碱单元组织开车,岗位操作人员董某接班长姬某指令,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:12.25Pa,工艺控制指标:-12~-25Pa)。接到裂解炉停车的通知后,装置长崔某、孙某及马某等4名技术员立即赶到控制室组织查找停车原因。在查找原因的过程中,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℃,工艺控制指标515±5℃)。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别是: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1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。

图1 1#裂解炉管线破裂

图2 2#裂解炉过热段一翅片管断裂

图3 3#裂解炉高温SHS过热段一根盘管断裂

图4 4#裂解炉减温器后弯头破裂

图5 5#裂解炉减温器本体变径部位裂纹

三、事故原因
1.直接原因
事故的直接原因是裂解炉高压蒸汽(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.间接原因
(1)对Cl-应力腐蚀认识不足,未有效控制脱盐水中的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.管理原因
(1)操作变动管理执行不到位。
兰州石化公司规章制度对操作变动做出了明确要求。但基层管理人员对于废碱处理单元接入脱盐水临时管线的工艺变动,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,未对变更制定操作规程,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,操作监控未彻底落实。
(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。
设计单位和兰州石化公司都没有对脱盐水中的Cl-含量提出控制指标要求,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,员工出现误操作,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。
(3)SHS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状况等原因,减温器前SHS蒸汽温度490~530℃(设计温度461℃),为控制SHS总管515℃的温度要求,不得不降低减温器后SHS的温度,目前各炉该温度在323~355℃,接近饱和温度,补水量超过设计值(实际补水量8.9~12.5t/h,设计补水量4.9~7t/h),这样容易造成减温器后SHS管网带水。没有针对这一问题与设计单位联系与沟通,查找原因,研究可能产生的影响及针对性的纠正措施。
(4)废碱处理单元设计存在问题。
只有废碱罐1具,因静置时间不够,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,目前采用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)风险认识不足,风险管理存在漏洞。
生产过程中,更多关注了乙烯主装置,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管理,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。
四、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,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,联系设计单位重新进行核算。
3.对于废碱单元的设计缺陷,增加1具废碱液储罐;为彻底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用管线,停止脱盐水的使用。
4.完善水质分析计划,加强对脱盐水的生产过程管理,对Cl-、碱等对炉管可能产生的腐蚀加强监控,确保各项控制指标合格。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,以便及时发现变化趋势。
5.认真执行生产受控管理规定,规范装置生产运行过程中的各种操作变动管理工作,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)要组织相关管理人员、岗位操作人员认真学习生产管理制度中《炼化装置操作规程管理规定》和《生产工艺调整与操作变动监控管理规定》,并在实际工作中严格执行。岗位操作严格执行“四有工作法”,实行步步确认,切实实现生产过程管理受控。
(2)要进一步结合“学用规程、杜绝违章”专项工作,教育员工严格执行“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”的工作习惯,对于临时操作、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,在经过必要的风险识别和采取削减措施后,再按照方案进行投用。
(4)对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,临时设施要制定专门的投用管理制度,并编制操作卡片,做好投用的风险辨识,制定相应的削减措施。
(5)按照生产受控相关管理规定的要求,做好各项生产受控管理工作的执行、监督、考核工作,特别是要加强对临时操作、变更操作的持卡操作和确认情况的管理,确保生产管理全面受控。
(6)立即对装置内临时使用的流程开展一次专项检查,停止使用时采用拆除管线的方式隔离切断。
6.要对全体员工进行一次事故教训反思教育,进一步加强岗位员工的教育培训工作,切实提高岗位员工分析、判断、解决问题的能力。
 

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