目錄中石化九江分公司戊烷油加氫裝置工藝危害分析（HAZOP）報告中石化九江分公司煉油運行一部

.目錄1前言 前言1.1簡介根據(jù)中石化集團公司《關于加強HAZOP分析工作的通知》（集團工單安〔2015〕103號）和九江分公司《HAZOP分析實施方案》要求，煉油運行一部組織相關人員，于2016年11月14日至11月18日組織開展戊烷油加氫裝置HAZOP分析工作。為了全面辨識裝置存在的工藝危險與可操作性問題，采用HAZOP分析技術，全面識別裝置潛在的工藝缺陷、工藝過程危險及操作性問題，并提出相應的建議措施；對識別出的危險，進行風險等級評估，使裝置相關人員掌握該裝置的整體風險情況。1.2分析范圍HAZOP分析范圍包括戊烷油加氫裝置的加氫反應部分、精餾部分以及蒸汽部分正常運行階段的危險分析。1.3分析目的對九江分公司戊烷油加氫裝置進行系統(tǒng)的HAZOP分析，檢查和確認裝置存在的危險，全面、系統(tǒng)地找出工藝和操作上存在的問題，提出相應的工藝控制措施，確保該工藝安全平穩(wěn)的運行。具體目的如下：辨識工藝設計存在的危險與可操作性問題；（2）辨識現(xiàn)有安全措施是否足以保證異常情況下工藝處于安全狀態(tài)；（3）提出應增加的建議保護措施以降低系統(tǒng)的危害和（或）消除存在的可操作性問題。1.4分析依據(jù)本次開展HAZOP分析，所依據(jù)的資料主要包括：（1）戊烷油加氫裝置管道和儀表控制流程圖紙（P&IDs）；（2）戊烷油加氫裝置工藝流程圖（PFD）；（3）戊烷油加氫裝置裝置平面布置圖；（4）戊烷油加氫裝置工藝流程說明；（5）戊烷油加氫裝置工藝技術規(guī)程；（6）戊烷油加氫裝置崗位操作法；（7）戊烷油加氫裝置工藝流程圖冊；（8）戊烷油加氫裝置所含物質MSDS數(shù)據(jù)表；（9）戊烷油加氫裝置設備臺賬；（10）戊烷油加氫裝置事故統(tǒng)計資料；（11）危險與可操作性分析（HAZOP分析）應用導則（AQ/T3049-2013）；（12）危險與可操作性分析實施導則（Q/SH0559-2013）；（13）其他相關技術資料，如：管道規(guī)格書、安全閥計算書等。2分析方法2.1分析評估方法與原則采用“HAZOP+LOPA+風險矩陣”復合式風險分析、評估方法對石化煉油裝置危險與可操作性進行評估，并結合中國石化HSE風險標準，對可能導致的事故場景的后果嚴重性及發(fā)生的可能性進行評估，在此基礎上提出降低風險的措施。評估的流程見圖2.1.1。偏差風險評估風險可接受？偏差風險評估風險可接受？更多場景？下一個場景結束否是否原因不利后果現(xiàn)有安全措施建議安全措施事故場景的背景與描述將原因作為事故場景的初始事件利用風險矩陣標準評估后果嚴重程度識別現(xiàn)有的安全措施是否為獨立保護層（IPL）增加風險減緩措施使風險可容忍確定初始事件頻率后果等級確定IPL的需求時的失效概率（PFD）計算事故場景的發(fā)生頻率是不滿足IPL定義的其他安全措施HAZOP分析LOPA+風險矩陣火災或爆炸？是點火與人員暴露概率HSE風險矩陣標準HSE風險矩陣標準“HAZOP+LOPA+風險矩陣”復合式風險評估流程首先采用HAZOP分析技術，基于原工藝設計意圖，針對工程設計與工藝要求的偏差，分析造成偏差的原因，偏差產生的后果、現(xiàn)有的安全措施，并確認P&ID中涉及的生產和操作維修方面的安全隱患。采用HAZOP分析進行危險識別，然后對識別出的危險進行風險評估，確定保護層分析的場景。然后，針對場景進行保護層分析，對分析結果通過風險評估進行風險決策。在此基礎上，根據(jù)風險的大小和安全隱患，提出針對性的建議措施。主要原則如下：（1）HAZOP審查采用引導詞方法進行，HAZOP審查程序執(zhí)行中國石化企業(yè)標準《石油石化企業(yè)危險與可操作性分析實施導則》Q/SH0559-2013；（2）風險標準執(zhí)行《HSE風險矩陣標準》Q/SH0560-2013；LOPA（3）嚴格執(zhí)行國家、行業(yè)標準和集團公司管理規(guī)定，對確認的潛在安全風險，本著“最低合理可行”ALARP的原則，采取行之有效的措施，對風險進行管理與控制；（4）每個事故場景應有唯一的初始事件及其對應的單一后果；當同一初始事件導致不同的后果時，或多種初始事件導致同一后果時，應假設多個事故場景進行評估；（5）當事故場景為火災爆炸時，需要考慮點火概率；當事故場景中涉及人員傷亡時，需要考慮人員暴露概率；（6）事故場景需要考慮以往事故案例；（7）初始事件的發(fā)生頻率及保護措施的失效概率來自行業(yè)的統(tǒng)計數(shù)據(jù)，選擇的失效率數(shù)據(jù)應具有行業(yè)代表性或能代表操作條件；2.2HAZOP分析方法危險與可操作性分析（HAZardandOPerabitlitystudy，縮寫HAZOP）是一種用于辨識工藝缺陷、工藝過程危險及操作性問題的定性分析方法。HAZOP方法是基于這樣一個基本概念，即各個專業(yè)、具有不同知識背景的人員組成的分析組一起工作比他們獨自一人單獨工作更具有創(chuàng)造性與系統(tǒng)性，能識別更多的問題。HAZOP分析是由各專業(yè)人員組成的分析組以一系列會議的形式對裝置工藝過程的危險和操作性問題進行分析，HAZOP分析方法明顯不同于其它分析方法，其它分析方法可由一個人單獨完成，而HAZOP分析必須由不同專業(yè)組成的分析組來完成，該方法的精髓就在于發(fā)揮集體的智慧，具有分析全面、系統(tǒng)、細致等優(yōu)勢。2.2.1術語（1）分析節(jié)點指具有確定邊界的設備（如兩容器之間的管線）單元，對單元內工藝參數(shù)的偏差進行分析。（2）引導詞用于定性或定量設計工藝指標的簡單詞語，引導識別工藝過程的危險（3）工藝參數(shù)與過程有關的物理與化學特性，包括概念性的項目如反應、混合、濃度、PH值及具體項目如溫度、壓力、相數(shù)及流量等。（4）偏差分析組使用引導詞系統(tǒng)地對每個分析節(jié)點的工藝參數(shù)（如流量、壓力等）進行分析發(fā)現(xiàn)的系列偏離工藝指標的情況；偏差的形式通常是“引導詞+工藝參數(shù)”。（5）原因發(fā)生偏差的原因；一旦找到發(fā)生偏差的原因，就意味著找到了對付偏差的方法與手段，這些原因可能是設備故障、人為失誤、不可預料的工藝狀態(tài)（如組成改變）、外界干擾（如電源故障）等。（6）后果偏差所造成的結果。后果分析時假定發(fā)生偏差時已有安全保護系統(tǒng)失效；不考慮那些細小的與安全無關的后果。（7）保護措施指設計的工程系統(tǒng)或調節(jié)控制系統(tǒng)，用以避免或減輕偏差發(fā)生時所造成的后果（如報警、聯(lián)鎖、操作規(guī)程等）。（8）建議措施修改設計、操作規(guī)程、或者進一步進行分析研究（如增加壓力報警、改變操作步驟的順序）的建議。2.2.2分析程序HAZOP分析主要過程包括分析界定、分析準備、分析會議、分析報告及HAZOP分析結果關閉。（1）分析界定分析界定時要確定分析范圍和目標，在確定分析范圍時應考慮分析對象的界區(qū)范圍，可用的資料及其詳細準確程度，已開展過的工藝危害分析的范圍等因素。在確定分析目標時應考慮分析目的，分析對象所處的系統(tǒng)生命周期階段等因素。（2）組建HAZOP分析小組HAZOP分析小組可由下列人員組成，包括：HAZOP組長、記錄員、設計人員、工藝工程師、設備工程師、儀表工程師、安全工程師、有經(jīng)驗的操作人員等。（3）分析準備分析準備包括以下內容：制定分析計劃資料準備分析培訓（4）分析會議HAZOP分析會議基本程序主要包括：分析項目概況介紹；劃分節(jié)點；節(jié)點設計目的描述；確定偏差；分析偏差產生的原因；分析偏差導致的后果；分析現(xiàn)有的保護措施；評估風險等級；提出建議措施；重復以上步驟直到該節(jié)點所有偏差分析完畢；然后直到所有節(jié)點分析完畢。（5）分析報告HAZOP分析工作結束后，HAZOP組長應在記錄員協(xié)助下及時對分析記錄結果進行整理、匯總，形成HAZOP分析報告初稿。HAZOP分析的報告初稿完成后，應分發(fā)給小組成員審閱，HAZOP組長根據(jù)小組成員反饋意見進行修改。修改完畢，經(jīng)所有小組成員簽字確認后，形成HAZOP分析報告，提交給項目委托方、后續(xù)行動/建議的負責人及其他相關人員。（6）HAZOP審查和結果關閉HAZOP分析項目負責人應對HAZOP分析報告中提出的建議措施進行進一步的評估，并做出書面或電子郵件回復，對每條具體建議措施選擇可采用完全接受、修改后接受或拒絕接受的形式。如果修改后接受或拒絕接受建議，或采取另一種解決方案、改變建議預定完成日期等，應說明原因，并形成文件并備案。2.3保護層分析（LOPA）方法LOPA分析是對裝置保護措施的一次系統(tǒng)梳理，為每個獨立保護層提供了更清楚的功能要求；以關注于事故場景的分析方法，分析更具針對性，更易理解，可以辨識出一些需要額外保護措施的場景；如果過程需要安全儀表功能，LOPA可以確定所需的安全儀表完整性水平；LOPA的分析結果可以幫助組織決定操作、維護以及相關培訓的重點放在哪些防護措施上；LOPA可用于識別那些保證過程風險在企業(yè)風險容忍標準內的關鍵設備；LOPA可用于識別操作人員的關鍵安全行為和關鍵安全響應。2.3.1LOPA基本方法保護層分析(LOPA)技術是在危險識別的基礎上，進一步評估事故場景中保護措施的有效性并進行風險決策的系統(tǒng)方法，其典型的分析過程見圖2.3.1.1。圖2.3.1.1典型的LOPA分析圖（圖中，IPL表示有效的獨立保護層；PFD表示獨立保護層的失效概率）LOPA典型分析步驟為：①識別后果，篩選場景；②選擇一個原因/后果場景；③識別場景初始事件，并確定初始事件頻率（次數(shù)/年）；④識別獨立保護層（IPL），評估每個IPL的需求時的失效概率（PFD）；⑤計算初始事件減緩后的發(fā)生頻率，根據(jù)后果和減緩后的發(fā)生頻率評估場景風險；⑥進行風險決策。獨立保護層（IPL）是指:能夠阻止場景向不期望后果發(fā)展，并且獨立于場景的初始事件或其它保護層的一種設備、系統(tǒng)或行動。要求時的失效概率（PFD）是指:系統(tǒng)要求獨立保護層起作用時，獨立保護層發(fā)生失效，不能完成一個具體功能的概率。2.3.2初始事件（IE）及發(fā)生頻率初始事件指事故場景的初始原因，一般包括外部事件、設備故障和人員行為失效，在確定IE時，應遵循以下原則：（1）應對后果的原因進行審查，確保該原因為后果的有效IE；（2）應將每個原因細分為具體的失效事件，如“冷卻失效”可細分為冷卻劑泵故障、電力故障或控制回路失效；（3）當某種獨立保護層處于高要求模式時,即對該獨立保護層的要求頻率大于1次/年或大于兩倍的獨立保護層檢驗測試頻率，則應將該獨立保護層故障作為一種初始事件，如BPCS中PIC故障、TIC故障、止回閥故障、壓力調節(jié)器故障、呼吸閥故障等。初始事件發(fā)生頻率取值應具有行業(yè)代表性。選擇的失效率數(shù)據(jù)必須符合現(xiàn)場條件，包括設計規(guī)范、操作條件，基本測試和檢查頻率、員工和維護培訓程序以及設備質量等。2.3.3使能條件使能條件指能夠導致事故場景發(fā)生的必要條件；使能條件既不是一種失效事件，也不是一種保護層。它是由不直接導致事故場景的操作或條件構成，但是對于場景的繼續(xù)發(fā)展，這些事件或條件必須存在或活動。使能條件使用概率值進行表達。使能條件概率與初始事件頻率的乘積表示了導致不期望后果的異常條件每年發(fā)生的次數(shù)。對于與時間相關的過程危害或間歇過程、批處理過程中相關的危害進行LOPA分析時，需要考慮使能條件。使能條件運用規(guī)則如下：（1）大部分LOPA場景不考慮使能條件；（2）如果需要考慮使能調節(jié)，在每個事故場景中僅僅考慮一種使能條件；（3）使能條件概率值限制在0.1；（4）使能條件必須代表一個真實的風險降低因子，該風險降低應在整個運行期內均有效。工廠變更可能影響使能條件，這時必須進行重新評估，該評估應作為變更管理的一部分。2.3.4獨立保護層（IPL）與要求時的失效概率獨立保護層（IPL）應滿足以下基本要求：（1）獨立性：應獨立于IE的發(fā)生及其后果；應獨立于同一場景中的其它IPL。原則上IPL應在硬件方面的獨立，以減少共因影響（2）有效性應能檢測到響應的條件；在有效的時間內，應能及時響應；在可用的時間內，應有足夠的能力采取所要求的行動。應滿足所選擇的PFD的要求。（3）安全性。應使用管理控制或技術手段減少非故意或未授權的變動。（4）變更管理。設備、操作程序、原料、過程條件等任何改動應執(zhí)行變更管理程序，以滿足變更后保護層的IPL要求。（5）可審查性。應有可用的信息、文檔和程序可查，以說明保護層的設計、檢查、維護、測試和運行活動能夠使保護層達到IPL的要求。獨立保護層識別原則及其失效概率見表2.3.4.1。表2.3.4.1獨立保護層識別原則與PFD保護層作為IPL的要求IPL的PFD本質安全設計基本過程控制系統(tǒng)（BPCS）1、BPCS有兩種功能可作為IPL連續(xù)控制回路：保持過程參數(shù)維持在規(guī)定的正常范圍以內，防止IE發(fā)生后場景進一步演變；安全聯(lián)鎖回路：行動將導致停車，使過程處于安全狀態(tài)。2、BPCS作為IPL的基本要求：——BPCS應與安全儀表系統(tǒng)（SIS）在物理上分離，包括傳感器、邏輯控制器和最終執(zhí)行元件；——BPCS故障不是造成IE的原因。0.1～0.01報警和人員響應關鍵報警與人員響應才能作為IPL，其條件必須滿足：1、操作人員應能夠得到采取行動的指示或報警；報警不僅僅來自BPCS或其他儀表系統(tǒng)，也可通過現(xiàn)場采樣方式。當觸發(fā)信號來自檢查或現(xiàn)場采樣，則需要規(guī)定現(xiàn)場檢查和現(xiàn)場采樣程序及其頻率。2、應有書面的操作指南說明當條件偏離了許可范圍時如何處理。3、操作者響應要有足夠的時間，完成所要求的動作。4、有清晰的程序說明操作者的響應動作。響應任務簡單、步驟清晰，很少的判斷或計算。5、操作者經(jīng)過該響應任務的培訓。6、該響應任務不會使操作者處于危險的環(huán)境。0.1～0.01安全儀表功能（SIF）1、安全儀表功能SIF在功能上獨立于BPCS。SIL分級可見GB/T21109。2、SIF的規(guī)格、設計、調試、檢驗、維護和測試應按GB/T21109的有關規(guī)定執(zhí)行。10-1>SIL1≥10-210-2>SIL2≥10-310-3>SIL3≥10-4物理保護1、提供超壓保護，防止容器的災難性破裂。1～0.001泄漏、擴散火災爆炸減緩措施1、危險物質釋放后，用來降低事故后果（如大面積泄漏擴散、受保護設備和建筑物的沖擊波破壞、容器或管道火災暴露失效、火焰或爆轟波穿過管道系統(tǒng)等）的保護設施。1～0.01注：對于所有的保護層，作為IPL應滿足以下要求：①立保護等安全保護措施等要符合現(xiàn)行的設計、安裝和運行標準；②要有合適的檢測、測試和維護程序；③發(fā)現(xiàn)或診斷出失效后應及時進行修復；④應有嚴格的變更管理程序。2.4風險標準風險存在于企業(yè)的一切活動中，事故是風險失去控制的結果，在生產過程中，如何正確進行風險分析和風險評估至關重要。一個系統(tǒng)要想盡可能的找出所有的潛在危險，并且確定它的危險等級，就需要一種適合企業(yè)自身的風險分析方法。目前，國際上最常用的風險評估方法為風險矩陣。不同的國家、不同的企業(yè)、不同的系統(tǒng)采用的風險矩陣不盡相同，通常根據(jù)實際情況，把后果和可能性進行等級劃分，并把風險矩陣分為不同風險區(qū)域，然后根據(jù)相應的風險采取不同的措施，使風險降低到可接受風險區(qū)域。2.4.1HSE風險矩陣標準風險評估標準采用中國石化企業(yè)標準《HSE風險矩陣標準》（Q/SH0560-2013）。風險矩陣標準中：（1）風險矩陣中后果分為人員傷害、財產損失、環(huán)境影響和聲譽影響四類，每類后果按照其嚴重性從低到高依次分為5個等級。事故直接經(jīng)濟損失計算按照《中國石化安全事故管理規(guī)定》的相關規(guī)定執(zhí)行。（2）風險矩陣后果發(fā)生的可能性，按照事故發(fā)生頻率從低到高依次分為6個等級。（3）風險分為嚴重高風險、高風險、中風險和低風險四個等級；當風險處于D4和E3區(qū)域時，如果發(fā)生人員死亡，則風險等級為高風險；如果發(fā)生財產損失、環(huán)境污染和聲譽影響，則風險等級為中風險；《HSE風險矩陣標準》（Q/SH0560-2013）見表2.4.1.1。表2.4.1.1HSE風險矩陣標準（Q/SH0560-2013）風險矩陣可能性—半定量（次/年）10-5～10-610-4～10-510-3～10-410-2～10-310-1～10-2≥10-1嚴重性后果可能性—定性人員傷害財產損失環(huán)境影響聲譽影響123456世界范圍內未發(fā)生過世界范圍內發(fā)生過/石油石化行業(yè)內未發(fā)生過石油石化行業(yè)發(fā)生過/世界范圍內發(fā)生過多次系統(tǒng)內發(fā)生過/石油石化行業(yè)發(fā)生過多次本企業(yè)發(fā)生過/系統(tǒng)內發(fā)生過多次作業(yè)場所發(fā)生過/本企業(yè)發(fā)生過多次A急救處理；醫(yī)療處理，但不需住院；短時間身體不適事故直接經(jīng)濟損失在10萬元以下裝置內或防護堤內泄漏，造成本裝置內污染企業(yè)內部關注；形象沒有受損A1A2A3A4A5A6B工作受限；1~2人輕傷事故直接經(jīng)濟損失10萬元以上，50萬元以下；局部停車排放很少量的有毒有害污染廢棄物，造成企業(yè)界區(qū)內污染，沒有對企業(yè)界區(qū)外周邊環(huán)境造成污染社區(qū)、鄰居、合作伙伴影響B(tài)1B2B3B4B5B6C3人以上輕傷，1~2人重傷（包括急性工業(yè)中毒，下同）；職業(yè)相關疾病；部分失能事故直接經(jīng)濟損失50萬元及以上，200萬元以下；1-2套裝置停車見表A.1本地區(qū)內影響；政府介入，公眾關注負面后果C1C2C3C4C5C6D1~2人死亡或喪失勞動能力；3~9人重傷事故直接經(jīng)濟損失200萬元以上，1000萬元以下；3套及以上裝置停車見表A.1國內影響；政府介入，媒體和公眾關注負面后果D1D2D3D4D5D6E3人以上死亡；10人以上重傷事故直接經(jīng)濟損失1000萬元以上；失控火災或爆炸見表A.1國際影響E1E2E3E4E5E6表A.1環(huán)境影響后果嚴重性等級劃分后果嚴重性等級說明C環(huán)境影響：—因污染物排放造成企業(yè)界區(qū)外輕微污染，不會使當?shù)厝罕姷恼Ｉ钍艿接绊懀弧l(fā)生在江、河、湖、海等水體及環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量在1噸以下或發(fā)生在非環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量10噸以下；—危險化學品以污水形式排出廠界，其危險物質相對環(huán)境風險數(shù)小于或等于40。D環(huán)境影響：—因污染物排放造成企業(yè)界區(qū)外中等污染，使當?shù)厝罕姷恼Ｉ钍艿接绊懀灰鸸娡对V；—發(fā)生在江、河、湖、海等水體及環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量在1噸以上10噸以下；或發(fā)生在非環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量10噸以上100噸以下；—危險化學品以污水形式排出廠界，其危險物質相對環(huán)境風險數(shù)40~80（不含40和80）；E環(huán)境影響：—因污染物排放造成企業(yè)界區(qū)外嚴重污染，使當?shù)厝罕姷恼Ｉ钍艿絿乐赜绊懀灰鹌蟮丶m紛，影響企地的社會安定；—發(fā)生在江、河、湖、海等水體及環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量在10噸以上；或發(fā)生在非環(huán)境敏感區(qū)的油品泄漏量100噸以上；—危險化學品以污水形式排出廠界，其危險物質相對環(huán)境風險數(shù)大于或等于80；—因環(huán)境污染造成水源地取水中斷；造成區(qū)域生態(tài)功能部分喪失；造成國家重點保護的動植物物種受到破壞或大量死亡的；—跨國（界）的環(huán)境事件。不同等級風險的安全要求：（1）嚴重高風險：對建設項目，應在設計階段根據(jù)ALARP原則將風險降低到可接受風險區(qū)域，并在開車前進行確認。對在役裝置，企業(yè)應立即采取措施將風險降低到可接受風險區(qū)域。（2）高風險：對建設項目，應執(zhí)行嚴重高風險的安全要求；對在役裝置，企業(yè)應采取措施將風險降低到可接受風險區(qū)域。對不能及時消除的高風險，應提出充分的風險控制措施，并落實相應的責任人和完成時間，并最終根據(jù)ALARP原則將風險降低到可接受區(qū)域。（3）中風險：企業(yè)應按照實際情況，根據(jù)ALARP原則采取措施盡可能降低風險；當無法降低風險，企業(yè)應制定風險管理措施，防止風險進一步升級。（4）低風險：應按照中國石化HSE管理體系要求，保證其各項安全措施有效運行，防止風險進一步升級；后果處于D級和E級時，企業(yè)應完善風險管理措施，防止D級和E級的事故發(fā)生2.4.2風險控制的ALARP原則ALARP原則指在當前的技術條件和合理的費用下，對風險的控制要做到在合理可行的原則下“盡可能的低”。按照ALARP原則，風險區(qū)域可分為：（1）不可接受的風險區(qū)域，指高風險和嚴重高風險區(qū)域。在這個區(qū)域，除非特殊情況，風險是不可接受的。（2）允許的風險區(qū)域，指中風險區(qū)域。在這個區(qū)域內必須滿足以下條件之一時，風險才是可允許的：在當前的技術條件下，進一步降低風險不可行；降低風險所需的成本遠遠大于降低風險所獲得的收益。（3）廣泛可接受的風險區(qū)域，指低風險區(qū)域。在這個區(qū)域，剩余風險水平是可忽略的，一般不要求進一步采取措施降低風險。允許的風險區(qū)域，但需滿足以下條：在當前的技術條件下，進一步降低風險不可行或降低風險所需的成本遠遠大于降低風險所獲得的收益廣泛可接受的風險區(qū)域允許的風險區(qū)域，但需滿足以下條：在當前的技術條件下，進一步降低風險不可行或降低風險所需的成本遠遠大于降低風險所獲得的收益廣泛可接受的風險區(qū)域中風險低風險不可接受的風險區(qū)域高風險、嚴重高風險圖2.4.2.1ALARP原則如果風險處于高風險及以上區(qū)域，則該風險是不可接受的，應把它降低到可接受風險的區(qū)域。在廣泛可接受的低風險區(qū)域，不需要進一步降低風險，但有必要保持警惕以確保風險維持在這一水平。3戊烷油加氫裝置介紹3.1戊烷油加氫裝置概況戊烷油加氫裝置由1#芳烴抽提裝置溶劑油系統(tǒng)改造而來，2013年10月25日開始破土動工，2014年3月20日一次投產成功，生產出合格的精制戊烷油產品。戊烷油加氫裝置改造主要利用1#芳烴裝置溶劑油系統(tǒng)進行改造，改造項目主要包括：新增進料緩沖罐V4101、分餾塔T408、分餾塔重沸器E426、分餾塔底冷卻器E422、原料/產品熱交換器E423、分餾塔頂冷卻器E424、套管換熱器E425、分餾塔回流罐V408、減溫減壓器；原料泵P408A/B、回流泵P410A/B、反應進出口換熱器E409、反應進料加熱器E410、反應產物冷卻器E411、高壓氣液分離器V407、蒸汽擴容器V452為利舊設備。（1）裝置本次改造后，所得精制戊烷油產品（≤100mgBr/100g）。（2）所得精制戊烷油產品C6及C6以上組成合計<1.5%。（3）所得精制戊烷油產品C5組成合計>98%。3.2裝置工藝流程簡述戊烷油蒸餾裝置工藝流程如下圖3.2.1所示。裝置由加氫反應部分、精餾部分以及蒸汽部分等組成。圖3.2.1戊烷油加氫裝置工藝流程3.2.1加氫反應部分原料罐V4101油來自連續(xù)重整戊烷油，進料由FIC821控制，進料量一般為6t/h～17t/h。原料罐V4101壓力由PIC802控制，壓力低于操作值，則需向V4101氮氣，壓力高于操作值，則通過PIC802排至低瓦，PIC802一般控制在0.1MPa～0.45MPa。反應進料泵P408AB入口來自原料罐V4101底油，升壓后，與新氫混合后經(jīng)E409殼層一塊進入反應系統(tǒng)中，與反應產物換熱后，再經(jīng)加熱器E410加熱，E410由1.0MPa蒸汽加熱，進入反應器R401內進行反應。反應產物經(jīng)E409與反應進料換熱后，進入冷卻器E411殼層，再進入高分罐V407進行氣液分離器。3.2.2精餾部分生成物自V407來，經(jīng)換熱器E423進分餾塔T408進行分餾。T408頂溫由回流控制，塔底熱源來自重沸器E426。T408頂氣相部分經(jīng)水冷器E424冷卻后，進入到回流罐V408，V408頂部在壓控PIC802控制下與高分氣一塊進入連續(xù)重整C202進行回收，PIC802一般控制在0.8MPa～1.05MPa。V408液相進入P410入口，全部作為回流，根據(jù)V408液位高低調整回流量。塔底溫度由塔底重沸器E426蒸汽流量控制，溫度低則提高重沸器E426前蒸汽流量，E426熱源來自減溫減壓器產生的中壓蒸汽。塔底餾分進入汽油線，脫除進料中的C6組分，確保精制戊烷油C6含量達標。產品從第5塊塔盤抽出，經(jīng)E423與塔進料換熱后，再經(jīng)E422冷卻，經(jīng)產品線進入8#罐區(qū)。3.2.3蒸汽部分3.5MPa蒸汽經(jīng)減壓器作用后與高壓除氧水混合作為T408底重沸器加熱蒸汽，蒸汽換熱后經(jīng)V452分液罐分液，分出來的氣相進1.0MPa蒸汽管網(wǎng)，液相作為凝結水進凝結水管網(wǎng)。4戊烷油加氫裝置HAZOP分析4.1HAZOP培訓開始HAZOP分析之前，對戊烷油加氫裝置相關技術人員開展了工藝危害分析技術培訓，主要培訓內容包括：（1）工藝安全管理介紹了工藝安全管理的由來和國內外應用現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢，并對工藝安全管理的各個要素，如工藝安全信息、工藝危害分析、操作程序、機械完整性、變更管理、動火作業(yè)許可、應急預案與應急響應等，結合具體事故案例進行了深入闡述。（2）HAZOP分析技術介紹了HAZOP分析技術在國內外的應用情況和HAZOP分析的具體工作流程，對HAZOP分析準備、分析會議、報告編制、后續(xù)跟蹤與審核進行了重點介紹。結合具體案例，開展了HAZOP分析案例練習。（3）LOPA技術介紹了LOPA技術在國內外的應用情況和LOPA的具體工作流程，結合具體案例，開展了LOPA案例練習。風險矩陣標準介紹了國內外各大石化公司使用的風險矩陣，對中國石化《HSE風險矩陣標準》進行詳細闡述。4.2HAZOP分析小組根據(jù)HAZOP分析對分析小組成員的要求，經(jīng)中國石化股份有限公司九江分公司煉油運行一部相關人員協(xié)商，分析小組由中國石化股份有限公司九江分公司戊烷油加氫裝置的相關技術人員和檢安公司儀表維護班儀表工組成，由運行部安全總監(jiān)陳義發(fā)擔任HAZOP分析組長，于2016年11月14日至11月18日在運行部會議室進行了戊烷油加氫裝置的HAZOP分析工作，共5個工作日。HAZOP分析小組成員組成見表4.2.1。表4.2.1HAZOP分析小組人員組成姓名專業(yè)職務單位陳義發(fā)HAZOP組長九江分公司煉油運行一部張先平生產部長九江分公司煉油運行一部張志良工藝員/助理工程師九江分公司煉油運行一部劉國林安全員/助理工程師九江分公司煉油運行一部彭小峰設備員/工程師九江分公司煉油運行一部占春林儀表維護/技師九江檢安公司儀表車間4.3HAZOP分析所用的圖紙本次HAZOP分析所用的圖紙情況見表4.3.1：表4.3.1HAZOP分析圖紙情況序號圖紙內容1名稱中國石油化工股份有限公司九江分公司戊烷油加氫裝置工藝管道及儀表流程圖2文件號13Q-C04-藝1/2、13Q-C04-藝1/4等3張數(shù)44.4HAZOP分析節(jié)點劃分本次HAZOP分析依據(jù)分析對象的實際情況，共劃分分析節(jié)點3個，劃分情況見表4.4.1。表4.4.1HAZOP分析節(jié)點劃分序號節(jié)點圖紙1加氫反應部分13Q-C04-藝1/32精餾部分13Q-C04-藝1/43蒸汽部分13Q-C04-藝1/24.5HAZOP分析使用的偏離HAZOP分析使用的偏離說明見表4.5.1。表4.5.1偏離說明序號偏離說明1流量無/少流量比設計/操作要求少或沒有流量2流量多流量比設計/操作要求多3流量相反流量沿設計或操作目標相反的方向4流量異常流量未按正確的設計或操作目標方向5溫度過低溫度比設計/操作要求低6溫度過高溫度比設計/操作要求高7壓力過低壓力比設計/操作要求低8壓力過高壓力比設計/操作要求高9液位過低液位比設計/操作要求低或沒有液位10液位無液位比設計/操作要求低或沒有液位11液位過高液位比設計/操作要求高12界位高低界位比設計/操作要求高或低13組分變化物料污染/組分變化可能引發(fā)的安全問題14腐蝕腐蝕可能引發(fā)的安全問題15儀表儀表故障導致的安全問題16靜電設備運轉產生靜電對人員影響17振動/噪音設備運轉對環(huán)境的影響18破裂/泄漏設備管道泄漏19維護維護過程可能導致危害、生產延誤及財產損失20開停車開停車操作可能導致危害、生產延誤及財產損失21公用工程失效公用工程失效導致的安全問題22采樣人員采樣異常導致的安全問題23圖紙圖紙錯誤24布置位置設計/操作要求對人員影響25以往事故以往事故導致的安全問題26其他其他因素4.6HAZOP分析進度本次HAZOP分析會議每個階段的時間和開展的內容見表4.6.1。表4.6.1HAZOP分析進度表序號階段內容用時1分析前培訓HAZOP分析方法、HAZOP規(guī)則說明32節(jié)點分析對節(jié)點1~3節(jié)點進行HAZOP分析173建議措施確認對HAZOP分析提出的建議措施進行確認24HAZOP報告完成HAZOP分析報告的編制85分析結果本次HAZOP分析對戊烷油加氫裝置進行了3個節(jié)點劃分，對其17個偏差進行HAZOP分析，提出建議措施1條。5.1HAZOP分析記錄表中國石化股份有限公司九江分公司戊烷油加氫裝置HAZOP分析記錄表見附錄2，分析依據(jù)的PID圖見附錄3。5.2HAZOP分析提出的建議措施本次HAZOP分析提出了建議措施3項。HAZOP分析小組就所有的建議進行了充分的討論，最終與會者達成一致意見，形成了裝置HAZOP分析建議措施匯總表，見表5.2.1。表5.2.1戊烷油加氫裝置分析建議措施匯總表序號節(jié)點編號P&ID圖號問題（風險）描述建議措施1113Q-C04-藝1/3原料波動大，當原料流量偏低時，裝置需改大循環(huán)生產，在保證反應最低流量時，存在循環(huán)量偏低，造成原料罐V4101液位低，甚至導致反應進料泵P408抽空損壞，裝置停工。建議在大循環(huán)線上增加一組控制閥，方便流量不足時操作人員操作。2213Q-C04-藝1/4T408液位過低后，再沸器E426單程受熱，而2.5MPa蒸汽溫度較高，易造成換熱器泄露。建議將T408重沸器加熱蒸汽由2.5MPa蒸汽改為1.0MPa蒸汽。3213Q-C04-藝1/4V408溫度上升后，氣相至連續(xù)重整帶液增加，影響設備運行。建議E424抽芯清洗，更改循環(huán)水出入線。6HAZOP分析建議措施落實情況HAZOP分析小組在分析會議上就提出的建議措施，明確了具體的責任方，由責任方對建議措施進行落實。中國石化股份有限公司九江分公司在HAZOP分析結束后，將負責對相關的建議進行響應，如果因任何原因導致建議不能實施，需要記錄理由。對所接受的建議制定下一步行動計劃，保證所有建議都落實。因此所有的理由和行動計劃都應該存檔以備今后HAZOP管理。中國石化股份有限公司九江分公司HAZOP分析建議措施落實方案見表6.1。表6.1戊烷油加氫裝置HAZOP分析建議措施落實情況序號節(jié)點編號P&ID圖號問題（風險）描述建議措施最終風險是否采納落實方案1113Q-C04-藝1/3原料波動大，當原料流量偏低時，裝置需改大循環(huán)生產，在保證反應最低流量時，存在循環(huán)量偏低，造成原料罐V4101液位低，甚至導致反應進料泵P408抽空損壞，裝置停工。建議在大循環(huán)線上增加一組控制閥，方便流量不足時操作人員操作C5√已列入2017年大檢修計劃2213Q-C04-藝1/4T408液位過低后，再沸器E426單程受熱，而2.5MPa蒸汽溫度較高，易造成換熱器泄露。建議將T408重沸器加熱蒸汽由2.5MPa蒸汽改為1.0MPa蒸汽。C5√已列入2017年大檢修計劃3213Q-C04-藝1/4V408溫度上升后，氣相至連續(xù)重整帶液增加，影響設備運行。建議E424抽芯清洗，更改循環(huán)水出入線。C5√已列入2017年大檢修計劃備注：“是否采納”列中，√表示采納，×表示未采納。附錄1HAZOP分析會人員簽到表附錄2戊烷油加氫裝置HAZOP分析記錄表節(jié)點編號1節(jié)點名稱加氫反應部分圖紙?zhí)?3Q-C04-藝1/3節(jié)點描述原料罐V4101油來自連續(xù)重整戊烷油，進料由FIC821控制，進料量一般為6t/h～17t/h。原料罐V4101壓力由PIC802控制，壓力低于操作值，則需向V4101氮氣，壓力高于操作值，則通過PIC802排至低瓦，PIC802一般控制在0.1MPa～0.45MPa。反應進料泵P408AB入口來自原料罐V4101底油，升壓后，與新氫混合后經(jīng)E409殼層一塊進入反應系統(tǒng)中，與反應產物換熱后，再經(jīng)加熱器E410加熱，E410由1.0MPa蒸汽加熱，進入反應器R401內進行反應。反應產物經(jīng)E409與反應進料換熱后，進入冷卻器E411殼層，再進入高分罐V407進行氣液分離器。模板/工具分析時間：序號偏差詳細偏差原因后果初始

風險保護措施點火概率人員暴露概率未考慮SIF

發(fā)生頻率未考慮SIF的風險最終風險建議措施BPCS調節(jié)控制或機械調節(jié)BPCS安全聯(lián)鎖或機械聯(lián)鎖關鍵報警與人員響應安全儀表功能物理保護泄漏擴散火災爆炸減緩措施其他保護措施1流量無/少原料油進裝置流量低1.上游裝置來的原料油流量低或無；原料罐V4101液位低，長時間易造成裝置改大循環(huán)生產；嚴重時，反應進料泵P408抽空損壞，裝置停工1.原料罐液位LIC801設有低位報警；

2.原料流量FIC823設有低位報警建議在大循環(huán)線上增加一組控制閥，方便流量不足時操作人員操作1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.流量控制閥FIC823故障關小；原料罐V4101液位低，長時間易造成裝置改大循環(huán)生產；嚴重時，反應進料泵P408抽空損壞，裝置停工1.原料罐液位LIC801設有低位報警；

2.原料流量FIC823設有低位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5反應進料泵出口流量小1.反應進料泵故障易造成反應器超溫、停工1.反應進料FIC821設置低位報警；

2.反應器床層溫度設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.反應進料控制閥FIC821控制閥故障關小易造成反應器超溫、停工1.反應進料FIC821設置低位報警；

2.反應器床層溫度設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52流量多原料油進裝置流量過高1.上游裝置來料上升造成低瓦管線帶油1.原料罐液位LIC801設有高位報警；

2.原料流量FIC823設有高位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.流量控制閥FIC823故障開大；造成低瓦管線帶油1.原料罐液位LIC801設有高位報警；

2.原料流量FIC823設有高位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4反應進料泵出口流量大流量控制閥FIC821故障開大；反應進料泵過載損壞，嚴重時導致裝置停工反應進料FIC821設置高位報警；1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5E410加熱蒸汽流量大流量控制閥FIC822故障開大；造成反應系統(tǒng)超溫，嚴重時易造成設備泄漏蒸汽流量FIC822設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C53液位過高原料罐V4101液位高1.原料油流量上升造成低瓦管線帶油原料罐液位LIC821設高位報警，原料進料流量FIC823設高位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.反應進料流量過小造成低瓦管線帶油原料罐液位LIC821設高位報警，反應進料流量FIC821設低位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C44液位過低原料罐V4101液位低1.原料油流量下降反應進料泵抽空損壞原料罐液位LIC821設低位報警，原料進料流量FIC823設低位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.反應進料流量過大流量過大易造成機泵過載損壞原料罐液位LIC821設低位報警，反應進料流量FIC821設高位報警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B55壓力過高原料罐壓力高密封氣流量或壓力過大V4101壓力升高，超壓，設備損壞，物料泄漏原料罐V4101壓力PIC821設高位報警V4101設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4壓控閥PIC821故障開大V4101壓力升高，超壓，設備損壞，物料泄漏原料罐V4101壓力PIC821設高位報警V4101設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C46組分變化原料中烯烴含量上升易造成反應器內烯烴飽和反應加劇，導致反應器超溫反應器超溫，嚴重時引起泄漏反應器出口溫度TI803設置高位報警1.0E-02CC51.0E-011.0E-03C4C47溫度過高反應溫度TIC801過高TIC801故障開大反應器超溫，嚴重時引起泄漏反應溫度TIC801設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5

節(jié)點編號2節(jié)點名稱精餾部分圖紙?zhí)?3Q-C04-藝1/4節(jié)點描述生成物自V407來，經(jīng)換熱器E423進分餾塔T408進行分餾。T408頂溫由回流控制，塔底熱源來自重沸器E426。T408頂氣相部分經(jīng)水冷器E424冷卻后，進入到回流罐V408，V408頂部在壓控PIC802控制下與高分氣一塊進入連續(xù)重整C202進行回收，PIC802一般控制在0.8MPa～1.05MPa。V408液相進入P410入口，全部作為回流，根據(jù)V408液位高低調整回流量。塔底溫度由塔底重沸器E426蒸汽流量控制，溫度低則提高重沸器E426前蒸汽流量，E426熱源來自減溫減壓器產生的中壓蒸汽。塔底餾分進入汽油線，脫除進料中的C6組分，確保精制戊烷油C6含量達標。產品從第5塊塔盤抽出，經(jīng)E423與塔進料換熱后，再經(jīng)E422冷卻，經(jīng)產品線進入8#罐區(qū)。模板/工具分析時間：序號偏差詳細偏差原因后果初始

風險保護措施點火概率人員暴露概率未考慮SIF

發(fā)生頻率未考慮SIF的風險最終風險建議措施BPCS調節(jié)控制或機械調節(jié)BPCS安全聯(lián)鎖或機械聯(lián)鎖關鍵報警與人員響應安全儀表功能物理保護泄漏擴散火災爆炸減緩措施其他保護措施1流量無/少V407減油流量少或無1.V407液位空T408空塔，E406單程受熱，造成E426泄露V407液位LIC801設置低位報警，減油流量FIC803設置低位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.FIC803故障關小T408空塔，E406單程受熱，造成E426泄露減油流量FIC803設置低位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5回流流量少或無1.V408液位低回流泵喘震，設備損壞V408液位LIC802設置低位報警，回流流量FIC_807設置低位報警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B52.FIC_807故障關小回流泵喘震，設備損壞回流流量FIC_807設置低位報警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B5尾氫流量少或無1.連續(xù)重整新氫機備壓高V408超壓泄露，發(fā)生著火事故流量FI825設置低位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.PIC802故障關小V408超壓泄露，發(fā)生著火事故流量FI825設置低位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42流量多V407減油流量多FIC803故障開大V407液位減空，造成高壓串低壓V407液位LIC801設置高位報警，減油流量FIC803設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5回流流量少或無1.V408液位低回流泵喘震，設備損壞V408液位LIC802設置低位報警，回流流量FIC_807設置低位報警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B52.FIC_807故障關小回流泵喘震，設備損壞回流流量FIC_807設置低位報警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B5尾氫流量少或無1.V408尾氫至連續(xù)重整流程后路不通V408超壓泄露流量FI825設置低位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.PIC802故障關小V408超壓泄露流量FI825設置低位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C43壓力過高V407壓力高1.V407尾氫至連續(xù)重整流程后路不通壓力容器超壓，易損壞V407壓力PIC801設有高位報警V407壓控管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.V407壓控閥PIC801故障關小壓力容器超壓，易損壞V407壓力PIC801設有高位報警V407壓控管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4T408壓力高T408頂至V407段管線不同壓力容器超壓，易損壞T408壓力PIC822設有高位報警T408設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4V408壓力高1.V408尾氫至連續(xù)重整流程后路不通壓力容器超壓，易損壞V408壓力PIC802設有高位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.V408壓控閥PIC802故障關小壓力容器超壓，易損壞V408壓力PIC802設有高位報警T408頂至V408段管線上設有安全閥1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C44液位過高V407液位高1.V407與V408的壓差變小，V407減油流量下降V407內存油滿至連續(xù)重整壓縮機內，造成設備損壞V407液位LIC801設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.FIC803故障關小V407內存油滿至連續(xù)重整壓縮機內，造成設備損壞V407液位LIC801設置高位報警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5T408液位高1.FIC824_1故障關小T408滿塔導致V408氣相帶油，影響低瓦管網(wǎng)安全運行T408液位LI822設高位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.T408塔底溫度降低，塔底戊烷油氣化流量降低T408滿塔導致V408氣相帶油，影響低瓦管網(wǎng)安全運行T408液位LI822設高位報警，塔底溫度TI825設置低位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4V408液位高FIC_807故障關小V408內存油滿至低瓦管網(wǎng)，造成低瓦管線帶油V408液位LIC802設置高位報警，回流流量FIC_807設置低位報警設有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E