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1、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。新建的乙烯装置采用美国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）乙烯装置主要流程乙烯
2、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：乙烯装置主要流程简图。（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，加入中和胺和脱氧剂后，脱氧水温
3、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，污水排入化污系统。具体见附
4、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原因，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，在水运结束转为碱运前拆除。（二
5、）事故发生时间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）事故经过和现场处置情况1、停车经过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，根据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：12.25 P，工艺控制指标：
6、-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、停车影响及生产恢复9月8日12时25分，乙
7、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，又发现22处泄漏点，共发现27处泄漏点。经过检修处理，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）事故原因1、直接原因本次事故的直接原因是裂解
8、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
9、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，操作监控未彻底落实。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，发现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。由于误操作使约4.5
10、5t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影响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非常敏感。不存在氯化物实际低限，因为始终存在氯化物聚集的潜在性”和“300系列不锈钢对碱应力腐蚀开裂敏感。若出现浓缩机理，则开裂可在低苛性
11、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。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过热系统减温器操作温度
12、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490530（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，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），这样容易造成减温器后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。废碱罐只有1具，因静置时间不够，夹带“黄油”
13、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）风险管理意识不强。从主管业务部门和生产装置、现场操作人员风险意识不强，风险管理不到位。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，没有评估增加水运系统可能带来的危害，反违章禁令也落实不
14、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影响炼油工业中静设备的损伤机理标准，组织生产、技术、设备等管理部门及设计、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、对于废碱单元的设计缺陷，增加一具废碱液储罐，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
15、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、认真执行炼化板块有关生产受控管理规定，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）要组织兰州石化公司所属相关管理人员、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，正确领会规定内涵，并在实际工作中严格执行。岗位操作严格执行“四有工作法”
16、，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并制定相应的削减措施。（5）
