HAZOP和LOPA在一起事故分析中的应用

王振新

（中国石化扬子石油化工有限公司，江苏南京210048）

某乙二醇装置环氧乙烷精制塔内径2.6 m、高51.5 m，为导向浮阀板式塔，材质为0Cr18Ni9，有96块塔盘。该塔操作压力为270 kPa，设计压力为600 kPa，压力报警值300 kPa，联锁值350 kPa，安全阀起跳压力为590 kPa。精制塔进料为10%的环氧乙烷水溶液，从塔中部进料，塔顶出产品环氧乙烷进入成品罐D-1410，塔釜液（返回到吸收塔T-320 作为吸收剂。塔顶温度控制在48 ℃，塔低温度控制在146 ℃。精制所需热量由塔釜再沸器和中间再沸器提供，塔釜再沸器E-430为立式圆桶形，壳层介质为蒸汽、管程介质为水和乙二醇，工作压力328 kPa，管程设计压力为600 kPa。

1 事故基本情况

1.1 事故经过

2015年4月20 日10：43 环氧乙烷精制塔塔压PIC446 开始发生波动，操作人员将塔压控制由自动调节切换为手动调节，期间安排仪表人员对PT446 压力引压管进行了1 次现场排放测试。此后塔压指示一直处于不正常状态，操作人员通过关闭塔顶采出、降低进料负荷、开大塔釜蒸汽、调节PV446B的开度（0到85%频繁调节）等操作以期稳定塔压，但收效甚微，PIC446 仪表控制系统（DCS）显示在190 kPa到270 kPa之间波动，塔顶温度测点TI440-10从50 ℃逐渐升高至70 ℃，一直持续到21日5：02。21日5：02塔顶安全阀动作起跳，岗位人员听到现场有异常放空声，对该塔进行紧急处理，采取切断进料、切断加热蒸汽等措施。现场监控视频显示，5：37 塔釜再沸器E-430 上封头附近有白烟冒出，6：01 再沸器上的封头附近起火，6：04精制塔发生爆炸。6：08消防人员赶到现场展开救援，7：30 现场明火被扑灭。事故导致1 人轻伤，精制塔及附属管道仪表等设备损坏［1]。

1.2 事故原因

经事故调查，事故发生的直接原因是T-430塔内环氧乙烷发生急速的水解、聚合、裂解链反应，大量放热，导致塔内化学爆炸。同时再沸器封头处燃烧，加剧自聚反应放热，传导到塔内，形成了局部过热点，温度可能超过环氧乙烷的自燃点，引燃了塔内的环氧乙烷蒸汽［2]。

间接原因有3 个：（1）塔压指示、控制和联锁仪表设计不合理。T-430塔压力指示、控制和联锁系统均设置在回流罐D-430上，均采用同1个取压点，回流罐上接有Φ12.7 的根部法兰，法兰接根部阀，连接Φ14 的引压管，其他部位都没有设置远传压力表，一旦引压管发生堵塞等情况，易造成塔压力指示、控制和联锁系统失效；（2）引压管堵塞：对D-430回流罐引压管的检查发现，引压管进气端在阀芯前后、传感器前发现沉积物，将引压管口基本堵塞，引压管堵塞后，压力显示失真；（3）操作不当：由于DCS 上压力指示值偏低，操作人员按照指示错误的压力指示值进行了一系列不当操作，导致T-430 超温、超压。关闭塔顶采出，导致T-430塔存留大量环氧乙烷，加大塔釜再沸器蒸汽量，多次超过工艺控制范围，由此导致塔顶温度上升到不正常的操作点，并在50～70 ℃之间波动，呈上升趋势，导致塔顶超温，塔上部各层塔板温度上升。由于塔内存留大量物料，同时增加塔釜再沸器蒸汽量，提升了塔内的温度，安全阀起跳前温度已经达到70 ℃，对应压力到603 kPa，导致T-430 塔超压、安全阀起跳（起跳压力590 kPa，回座压力为540 kPa），同时也超过了塔釜再沸器管程的设计压力（600 kPa），造成垫片密封力下降，高浓度环氧乙烷在塔底再沸器在上封头法兰密封处高速喷出，导致再沸器上封头泄漏、起火。

2 事故HAZOP分析

从事故原因分析看，引压管堵塞造成压力指示不正常，联锁的压力测点与控制用的压力测点取自同一取压点，安全仪表功能失效，加之操作不当，造成塔内温度上升、塔内环氧乙烷浓度异常分布，引发分解超压爆炸。其中偏差主要在压力、温度异常升高和系统内环氧乙烷聚合生成的异物堵塞引压管［3]。对此事故塔进行有针对性的危险和可 操 作 性 分 析（Hazard and operability study， 即HAZOP），见表1。

从表1 可以看出，风险等级都在中高风险上，需要采取措施，否则发生事故的可能性比较高。

3 事故保护层分析

3.1 事故场景

该次精制塔爆炸事故是环氧乙烷在塔内分解爆炸，造成1人轻伤，经济损失和社会影响较大，以此作为事故场景进行事故保护层分析（Layer of protection analysis，即LOPA）［4]。

3.2 事件原因和频率

用于塔压力测量控制、联锁的压力表引压管堵塞，是事故的初始事件，因为此塔实际存在环氧乙烷和醛类物质的自聚，正常生产中，进料中微量乙醛在第23 层附近浓缩，在第24 层塔盘处抽出小股物流返回乙二醇进料解吸塔T-510底部，从而降低了环氧乙烷产品中的乙醛含量。从20多年装置操作数据看，如果操作中塔的醛含量控制不好，引压管发生堵塞的频率比较高，为平均为1 次/a，初始事件（IE）发生的频率取1/a。

3.3 独立保护层分析

（1）塔的设计压力为0.6 MPa，当环氧乙烷温度超过70 ℃，其对应的压力超过0.6 MPa，且分解后压力快速上升，环氧乙烷分解爆炸临界压力为3.8 MPa，当125 ℃度时，最大爆炸压力与初压之比可由2倍增到5.6倍［3]，远超过0.6 MPa，因此塔存在超压的风险，需要其它保护。

（2）基本过程控制系统：精制塔的压力设计有仪表调节系统，当塔内压力低时把低压氮气充入回流罐D-430，压力高时D-430中放出的含环氧乙烷的不凝气体进入吸收塔T-330中回收环氧乙烷。在正常操作情形下基本过程控制系统回路是有效的，其失效概率为1×10-1。

（3）报警和人员响应：从对此塔的操作过程分析看，操作人员对BPCS 指示或报警的响应有足够的时间来处理而不至于发生事故，其失效的概率可以取1×10-1～1×10-2，但从此次事故发生的过程看，涉及多名操作班组和岗位员工，由于个体差异的原因，判断失误的概率仍然较高，所以结合本事故考虑，失效的概率取1×10-1。

（4）安全仪表功能：尽管设计有安全仪表系统，即塔的压力过高时，联锁停止再沸器的蒸汽加入，同时停止塔的进料。但是由于用于联锁的压力测压点与控制用的压力测点使用了同一取压管，只要引压管堵塞发生，安全仪表功能（SIF）就失去作用，其失效的概率取1。

表1 环氧乙烷精制塔HAZOP分析（部分）

（5）安全阀：通常安全阀为独立保护层，但是从此次事故分析看，塔顶安全阀即使起跳，也不能阻止事故发生，因为塔下部高温物料在安全阀起跳时会快速向上部移动，加速环氧乙烷的热分解，安全阀泄放量不足于排放其分解后的气相物料，且安全阀排放口直接排放到大气中，无氮气保护和合适的专用处理设施，环氧乙烷的爆炸极限范围极宽为3%～100%，排放时极易导致塔外部火灾的发生，故不作为独立保护层［5]。

3.4 场景频率计算

只要发生超压爆炸，必然发生火灾，点火概率为1，不考虑人员伤害的事故频率为：

考虑人员因素：人员暴露：0.5，人员伤害概率：0.5，修正后的事故频率为

式中fiC—初始事件i的后果C 的发生频率，/a；fiI—初始事件i的发生频率，/a；Pig—点火概率；Pex—人员暴露概率；Pd—人员伤亡概率。

3.5 后果等级

该事故后果定性不仅会造成人员伤害，而且经济损失较大，特别是对公司声誉造成很大的影响，引起社会和媒体关注，政府监管部门对事故提级调查处理，属于高后果。综合事故频率和后果分析，根据风险矩阵，风险等级为高，需要采取立即行动。

4 采取的措施

4.1 减少初始事件减少发生的频率

在操作上优化塔的醛含量控制，增设至乙二醇进料解吸塔T-510 液相脱醛线DCS 流量指示仪表，设定正常生产的工艺操作指标和控制要求，使操作人员能正常进行脱醛的操作。

将设置于回流罐的塔压力引压管径由Φ14 增加到Φ25，压力变送器由一般的变送器改为隔膜式变送器，并增加氮气连续吹扫。从而防止和减少引压管堵塞情况的发生，改进后初始事件发生的频率降低到0.2/a。

4.2 增加独立保护层

（1）用于安全仪表的塔压测量独立设置，使其具备独立保护层作用，针对此处初始事件假设的情形，其失效概率取1×10-1。

（2）新增塔顶温度高报警和联锁，当塔顶操作温度超过一定温度时，停止再沸器蒸汽加热和塔进料，因为温度测量和联锁保护独立设计，即使压力测量和保护不起作用，温度仍然具有独立性，可以作为独立保护层，失效概率取1×10-2。

4.3 增加的其它保护措施

（1）增加蒸汽切断阀。在事故情形下，联锁动作时，防止原蒸汽调节阀在需要关闭时不能完全切断蒸汽加热阀，操作人员现场关闭手阀需要较长的时间，在调节阀后增加切断阀，作为安全仪表的执行单元，且独立于BPCS，尽管不作为IPL 考虑，但有利于增强SIF功能。

（2）增设塔釜撤热管线。在事故停车时将塔内的环氧乙烷快速撤出系统。

4.4 采取措施后的风险等级

风险度降为低风险。

5 结束语

该事故发生后，通过原因分析以及HAZOP 和LOPA分析，提出的措施在其它2个塔上进行实施。实施后有2年未发生引压管堵塞，安全仪表的功能具备了事故状态下的对塔的操作保护，对操作人员进行了专项的培训，使其对塔的操作风险、工艺危害、报警和控制、安全仪表的功能有比较深刻的理解，操作失误的机率也大大降低，实践证明上述措施是有效的。

如果要进一步降低风险，建议将此塔的设计压力提高到2.4 MPa，足以承受事故后产生的高压，这是本质安全设计的保护方式。