HAZOP和LOPA在一起事故分析中的應(yīng)用

王振新

（中國石化揚子石油化工有限公司，江蘇南京210048）

某乙二醇裝置環(huán)氧乙烷精制塔內(nèi)徑2.6 m、高51.5 m，為導向浮閥板式塔，材質(zhì)為0Cr18Ni9，有96塊塔盤。該塔操作壓力為270 kPa，設(shè)計壓力為600 kPa，壓力報警值300 kPa，聯(lián)鎖值350 kPa，安全閥起跳壓力為590 kPa。精制塔進料為10%的環(huán)氧乙烷水溶液，從塔中部進料，塔頂出產(chǎn)品環(huán)氧乙烷進入成品罐D(zhuǎn)-1410，塔釜液（返回到吸收塔T-320 作為吸收劑。塔頂溫度控制在48 ℃，塔低溫度控制在146 ℃。精制所需熱量由塔釜再沸器和中間再沸器提供，塔釜再沸器E-430為立式圓桶形，殼層介質(zhì)為蒸汽、管程介質(zhì)為水和乙二醇，工作壓力328 kPa，管程設(shè)計壓力為600 kPa。

1 事故基本情況

1.1 事故經(jīng)過

2015年4月20 日10：43 環(huán)氧乙烷精制塔塔壓PIC446 開始發(fā)生波動，操作人員將塔壓控制由自動調(diào)節(jié)切換為手動調(diào)節(jié)，期間安排儀表人員對PT446 壓力引壓管進行了1 次現(xiàn)場排放測試。此后塔壓指示一直處于不正常狀態(tài)，操作人員通過關(guān)閉塔頂采出、降低進料負荷、開大塔釜蒸汽、調(diào)節(jié)PV446B的開度（0到85%頻繁調(diào)節(jié)）等操作以期穩(wěn)定塔壓，但收效甚微，PIC446 儀表控制系統(tǒng)（DCS）顯示在190 kPa到270 kPa之間波動，塔頂溫度測點TI440-10從50 ℃逐漸升高至70 ℃，一直持續(xù)到21日5：02。21日5：02塔頂安全閥動作起跳，崗位人員聽到現(xiàn)場有異常放空聲，對該塔進行緊急處理，采取切斷進料、切斷加熱蒸汽等措施。現(xiàn)場監(jiān)控視頻顯示，5：37 塔釜再沸器E-430 上封頭附近有白煙冒出，6：01 再沸器上的封頭附近起火，6：04精制塔發(fā)生爆炸。6：08消防人員趕到現(xiàn)場展開救援，7：30 現(xiàn)場明火被撲滅。事故導致1 人輕傷，精制塔及附屬管道儀表等設(shè)備損壞［1]。

1.2 事故原因

經(jīng)事故調(diào)查，事故發(fā)生的直接原因是T-430塔內(nèi)環(huán)氧乙烷發(fā)生急速的水解、聚合、裂解鏈反應(yīng)，大量放熱，導致塔內(nèi)化學爆炸。同時再沸器封頭處燃燒，加劇自聚反應(yīng)放熱，傳導到塔內(nèi)，形成了局部過熱點，溫度可能超過環(huán)氧乙烷的自燃點，引燃了塔內(nèi)的環(huán)氧乙烷蒸汽［2]。

間接原因有3 個：（1）塔壓指示、控制和聯(lián)鎖儀表設(shè)計不合理。T-430塔壓力指示、控制和聯(lián)鎖系統(tǒng)均設(shè)置在回流罐D(zhuǎn)-430上，均采用同1個取壓點，回流罐上接有Φ12.7 的根部法蘭，法蘭接根部閥，連接Φ14 的引壓管，其他部位都沒有設(shè)置遠傳壓力表，一旦引壓管發(fā)生堵塞等情況，易造成塔壓力指示、控制和聯(lián)鎖系統(tǒng)失效；（2）引壓管堵塞：對D-430回流罐引壓管的檢查發(fā)現(xiàn)，引壓管進氣端在閥芯前后、傳感器前發(fā)現(xiàn)沉積物，將引壓管口基本堵塞，引壓管堵塞后，壓力顯示失真；（3）操作不當：由于DCS 上壓力指示值偏低，操作人員按照指示錯誤的壓力指示值進行了一系列不當操作，導致T-430 超溫、超壓。關(guān)閉塔頂采出，導致T-430塔存留大量環(huán)氧乙烷，加大塔釜再沸器蒸汽量，多次超過工藝控制范圍，由此導致塔頂溫度上升到不正常的操作點，并在50～70 ℃之間波動，呈上升趨勢，導致塔頂超溫，塔上部各層塔板溫度上升。由于塔內(nèi)存留大量物料，同時增加塔釜再沸器蒸汽量，提升了塔內(nèi)的溫度，安全閥起跳前溫度已經(jīng)達到70 ℃，對應(yīng)壓力到603 kPa，導致T-430 塔超壓、安全閥起跳（起跳壓力590 kPa，回座壓力為540 kPa），同時也超過了塔釜再沸器管程的設(shè)計壓力（600 kPa），造成墊片密封力下降，高濃度環(huán)氧乙烷在塔底再沸器在上封頭法蘭密封處高速噴出，導致再沸器上封頭泄漏、起火。

2 事故HAZOP分析

從事故原因分析看，引壓管堵塞造成壓力指示不正常，聯(lián)鎖的壓力測點與控制用的壓力測點取自同一取壓點，安全儀表功能失效，加之操作不當，造成塔內(nèi)溫度上升、塔內(nèi)環(huán)氧乙烷濃度異常分布，引發(fā)分解超壓爆炸。其中偏差主要在壓力、溫度異常升高和系統(tǒng)內(nèi)環(huán)氧乙烷聚合生成的異物堵塞引壓管［3]。對此事故塔進行有針對性的危險和可 操 作 性 分 析（Hazard and operability study， 即HAZOP），見表1。

從表1 可以看出，風險等級都在中高風險上，需要采取措施，否則發(fā)生事故的可能性比較高。

3 事故保護層分析

3.1 事故場景

該次精制塔爆炸事故是環(huán)氧乙烷在塔內(nèi)分解爆炸，造成1人輕傷，經(jīng)濟損失和社會影響較大，以此作為事故場景進行事故保護層分析（Layer of protection analysis，即LOPA）［4]。

3.2 事件原因和頻率

用于塔壓力測量控制、聯(lián)鎖的壓力表引壓管堵塞，是事故的初始事件，因為此塔實際存在環(huán)氧乙烷和醛類物質(zhì)的自聚，正常生產(chǎn)中，進料中微量乙醛在第23 層附近濃縮，在第24 層塔盤處抽出小股物流返回乙二醇進料解吸塔T-510底部，從而降低了環(huán)氧乙烷產(chǎn)品中的乙醛含量。從20多年裝置操作數(shù)據(jù)看，如果操作中塔的醛含量控制不好，引壓管發(fā)生堵塞的頻率比較高，為平均為1 次/a，初始事件（IE）發(fā)生的頻率取1/a。

3.3 獨立保護層分析

（1）塔的設(shè)計壓力為0.6 MPa，當環(huán)氧乙烷溫度超過70 ℃，其對應(yīng)的壓力超過0.6 MPa，且分解后壓力快速上升，環(huán)氧乙烷分解爆炸臨界壓力為3.8 MPa，當125 ℃度時，最大爆炸壓力與初壓之比可由2倍增到5.6倍［3]，遠超過0.6 MPa，因此塔存在超壓的風險，需要其它保護。

（2）基本過程控制系統(tǒng)：精制塔的壓力設(shè)計有儀表調(diào)節(jié)系統(tǒng)，當塔內(nèi)壓力低時把低壓氮氣充入回流罐D(zhuǎn)-430，壓力高時D-430中放出的含環(huán)氧乙烷的不凝氣體進入吸收塔T-330中回收環(huán)氧乙烷。在正常操作情形下基本過程控制系統(tǒng)回路是有效的，其失效概率為1×10-1。

（3）報警和人員響應(yīng)：從對此塔的操作過程分析看，操作人員對BPCS 指示或報警的響應(yīng)有足夠的時間來處理而不至于發(fā)生事故，其失效的概率可以取1×10-1～1×10-2，但從此次事故發(fā)生的過程看，涉及多名操作班組和崗位員工，由于個體差異的原因，判斷失誤的概率仍然較高，所以結(jié)合本事故考慮，失效的概率取1×10-1。

（4）安全儀表功能：盡管設(shè)計有安全儀表系統(tǒng)，即塔的壓力過高時，聯(lián)鎖停止再沸器的蒸汽加入，同時停止塔的進料。但是由于用于聯(lián)鎖的壓力測壓點與控制用的壓力測點使用了同一取壓管，只要引壓管堵塞發(fā)生，安全儀表功能（SIF）就失去作用，其失效的概率取1。

表1 環(huán)氧乙烷精制塔HAZOP分析（部分）

（5）安全閥：通常安全閥為獨立保護層，但是從此次事故分析看，塔頂安全閥即使起跳，也不能阻止事故發(fā)生，因為塔下部高溫物料在安全閥起跳時會快速向上部移動，加速環(huán)氧乙烷的熱分解，安全閥泄放量不足于排放其分解后的氣相物料，且安全閥排放口直接排放到大氣中，無氮氣保護和合適的專用處理設(shè)施，環(huán)氧乙烷的爆炸極限范圍極寬為3%～100%，排放時極易導致塔外部火災(zāi)的發(fā)生，故不作為獨立保護層［5]。

3.4 場景頻率計算

只要發(fā)生超壓爆炸，必然發(fā)生火災(zāi)，點火概率為1，不考慮人員傷害的事故頻率為：

考慮人員因素：人員暴露：0.5，人員傷害概率：0.5，修正后的事故頻率為

式中fiC—初始事件i的后果C 的發(fā)生頻率，/a；fiI—初始事件i的發(fā)生頻率，/a；Pig—點火概率；Pex—人員暴露概率；Pd—人員傷亡概率。

3.5 后果等級

該事故后果定性不僅會造成人員傷害，而且經(jīng)濟損失較大，特別是對公司聲譽造成很大的影響，引起社會和媒體關(guān)注，政府監(jiān)管部門對事故提級調(diào)查處理，屬于高后果。綜合事故頻率和后果分析，根據(jù)風險矩陣，風險等級為高，需要采取立即行動。

4 采取的措施

4.1 減少初始事件減少發(fā)生的頻率

在操作上優(yōu)化塔的醛含量控制，增設(shè)至乙二醇進料解吸塔T-510 液相脫醛線DCS 流量指示儀表，設(shè)定正常生產(chǎn)的工藝操作指標和控制要求，使操作人員能正常進行脫醛的操作。

將設(shè)置于回流罐的塔壓力引壓管徑由Φ14 增加到Φ25，壓力變送器由一般的變送器改為隔膜式變送器，并增加氮氣連續(xù)吹掃。從而防止和減少引壓管堵塞情況的發(fā)生，改進后初始事件發(fā)生的頻率降低到0.2/a。

4.2 增加獨立保護層

（1）用于安全儀表的塔壓測量獨立設(shè)置，使其具備獨立保護層作用，針對此處初始事件假設(shè)的情形，其失效概率取1×10-1。

（2）新增塔頂溫度高報警和聯(lián)鎖，當塔頂操作溫度超過一定溫度時，停止再沸器蒸汽加熱和塔進料，因為溫度測量和聯(lián)鎖保護獨立設(shè)計，即使壓力測量和保護不起作用，溫度仍然具有獨立性，可以作為獨立保護層，失效概率取1×10-2。

4.3 增加的其它保護措施

（1）增加蒸汽切斷閥。在事故情形下，聯(lián)鎖動作時，防止原蒸汽調(diào)節(jié)閥在需要關(guān)閉時不能完全切斷蒸汽加熱閥，操作人員現(xiàn)場關(guān)閉手閥需要較長的時間，在調(diào)節(jié)閥后增加切斷閥，作為安全儀表的執(zhí)行單元，且獨立于BPCS，盡管不作為IPL 考慮，但有利于增強SIF功能。

（2）增設(shè)塔釜撤熱管線。在事故停車時將塔內(nèi)的環(huán)氧乙烷快速撤出系統(tǒng)。

4.4 采取措施后的風險等級

風險度降為低風險。

5 結(jié)束語

該事故發(fā)生后，通過原因分析以及HAZOP 和LOPA分析，提出的措施在其它2個塔上進行實施。實施后有2年未發(fā)生引壓管堵塞，安全儀表的功能具備了事故狀態(tài)下的對塔的操作保護，對操作人員進行了專項的培訓，使其對塔的操作風險、工藝危害、報警和控制、安全儀表的功能有比較深刻的理解，操作失誤的機率也大大降低，實踐證明上述措施是有效的。

如果要進一步降低風險，建議將此塔的設(shè)計壓力提高到2.4 MPa，足以承受事故后產(chǎn)生的高壓，這是本質(zhì)安全設(shè)計的保護方式。