危险化学品生产过程危险性分析.pdf

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1、危险化学品生产过程危险性分析第一节芳煌车间生产过程危险性分析1车间概况芳煌车间所属装置和部位有芳煌抽提装置、对二甲苯联合装置、中间原料油罐区和溶剂油罐区、日罐区以及化学药剂站。装置以重整生成油和重整氢气为原料，主要生产高纯度对二甲苯(P X)产品、石油苯、石油甲苯、溶剂油。此外，化纤工程投产以后建设的变压吸附氢提纯装置(P S A),也划归芳煌车间管理。车间现有职工104人，其中女职工10人。2装置概况2.1 变压吸附氢提纯装置概况2.1.1 装置概述变 压 吸 附 氢 提 纯 装 置(P S A)设 计 公 称 规 模 为5000Nm3/h,采用西南化工设计院的变压吸附工艺，由中国石化某石化

2、工程公司提供工程总承包，中国石化第二建设公司承建，2001年建成投产。装置由对二甲苯（PX）释放气预处理、变压吸附氢提纯、粗氢气脱氧干燥及升压和解吸气升压等部分组成。该装置的控制室、办公室等公用设施依托化纤工程管理控制中心现有设施，变配电间依托对二甲苯（PX）装置现有设施。2.1.2 工艺流程简述变压吸附氢提纯装置（PSA）从催化裂化干气和PX 释放气中分离出纯度大于99%的粗氢气，再采用化学法脱氧使产品氢纯度最终达到装置的用氢要求：氢纯度大于99.99%；氧含量小于llppm；H2S含量小于O.Olppm；C O 含量小于5Ppm；CO2 含量小于 5Ppm。来自某分公司炼油厂的原料气一催化

3、裂化干气在0.7MPa左右，W40C下进入气液分离罐（S201）,除去可能夹带的浓缩油，然后自下而上地进入八台吸附器（A201/18）组成的变压吸附系统，器内装填吸附剂（活性炭），弱吸附的氢气作为半成品流出进入粗氢脱氧预热器（E301）加热后进入脱氧器（R301）在钿碳催化剂的作用下脱出其中的杂质氧，得到产品氢气，经冷却器进入氢气前级水分器（S301）,分离出生成的机械水。经产品干燥器（A301）干燥后进入产品 罐（V301）。产品氢气经氢压机（C301）加压至3.58MPa送入对二甲苯（PX）装置。2.1.3 装置主要工艺技术特点（1 ）本装置的变压吸附部分采用8-4-2VPSA和8-3-3

4、VPSA工艺技术，具有以下特点：吸附剂利用率高；操作压力低，能耗小；均压次数多，氢气损失小；真空再生，吸附剂寿命长。（2）装置工艺采用DCS控制系统，运转平稳，操作可O2.2 芳燃抽提装置概况2.2.1 装置概述芳煌抽提装置包括原料预分储、芳燃抽提、B-T精储、溶剂油等四个单元。设计规模2 6 万 吨/年（以抽提进料为准）。采用美国UOP的工艺包和最新的环丁飒抽提技术。由某石化工程公司总体设计并做承包商，中国石化第二建设公司承建。2000年2月建成投产。预分储单元处理重整生成油50万 吨/年、芳燃抽提（包括B/T精储）单元处理来自预分储的重整汽油，以抽提塔进料为基准，年处理量2 6万 吨/年、

5、溶剂油分储单元处理来自抽余油水洗塔的抽余油，其处理能力为11.4万 吨/年。2.2.2工艺流程简述脱丁烷重整油自重整装置自压进入（或从重整油罐区）原料预分储单元进料缓冲罐（13-D-01）,经 泵（13-P-01）升压、换热后，进入脱戊烷塔（13-C-01）,进行C5微分切割。脱戊烷重整油自塔底经泵升压、换热后进入重整油分福塔（13-C-02）,进行轻、重组分的切割。塔顶物料一部分用作回流，一部分送抽提单元作为抽提进料。塔底物料由塔底泵升压后送界外二甲苯精微单元。2.2.3装置主要工艺技术特点(I)本装置采用美国UOP最新环丁飒工艺技术。环丁飒具有较高的溶解能力和良好的选择性，其溶剂比及芳煌回

6、流比均比较低，因此可降低装置能耗及操作费用。另外，环丁碉抽提工艺流程简单、设备较少，可降低工程投资。(2)为防止环丁飒溶剂在高温下分解，采用3.5MPa中压蒸汽减温减压后作为汽提塔、回收塔及溶剂再生塔的热源。为稳定操作并减少占地面积，汽提塔重沸器采用立式重沸器，回收塔重沸器和溶剂再生塔重沸器采用插入塔釜式重沸器。2.2.4装置主要操作条件（见表5-1）表57芳燃抽提装置主要操作条件部位进料温度塔顶温度。C塔底温度塔顶压力M P a塔底压力M P a抽提塔4 08 86 9.60.5 1 70.8非芳煌水洗塔4 04 04 00.2 7 60.44汽提塔1 1 21 2 91 7 40.1 06

7、0.1 5回收塔1 4 06 91 7 4-0.06 8-0.04苯塔1 1 59 01 3 40.040.1 0甲苯塔1 2 91 2 21 6 30.040.1 02.2.5装置投产以来的事故情况溶剂油分离塔125721770.220.27本装置自2002年建成投产以来未发生过任何事故。2.3对二甲苯联合装置(PX)概况2.3.1装置概述对二甲苯(P X)联合装置从英国BABCOCK公司引进,采用美国U O P的专利技术，由某石化工程公司进行详细设计和工程总承包，2000年3月建成投产。联合装置由歧化一烷基转移、二甲苯精储、异构化和吸附分离四套装置组成。设计规模为对二甲苯16万吨/年,年开

8、工8000小时，实际最大产量可达18.42万吨/年。各装置设计规模:歧化-烷基苯转移装置35万吨/年二甲苯异构化装置62万吨/年对二甲苯吸附分离装置77万吨/年二甲苯精储装置97万吨/年2.3.2 工艺流程简述芳燃抽提装置来的甲苯和C+8 分别进入歧化烷基转移装置和二甲苯精储装置，二甲苯精储装置分出的C 9 芳煌和C 8 混合芳煌分别送歧化烷基转移装置和二甲苯吸附分离装置，C+1 0 芳燃出装置做汽油调和组分。歧化烷基转移装置产苯出装置，未反应甲苯再返回反应系统。C 8芳煌经二甲苯吸附分离装置分出产品对二甲苯后，贫对二甲苯芳煌抽余油进入对二甲苯异构化装置，异构化反应切除轻组分后，塔底C 8芳煌

9、送到二甲苯精储装置切割分离，分出的C 8芳煌再循环至吸附分离装置抽出对二甲苯产品。装置工艺流程见图5-2o甲苯 _ 厂氢 歧-气体轻组分苯吸附分离甲苯精异构化5-2对二甲苯联合装置工艺流程简图2.3.3装置主要工艺技术特点对二甲苯联合装置具有高度工艺过程联合、高度能量联合的特点，装置采用的美国U O P工艺具有流程先进可靠、原材料及能量消耗低等优点，在国际上占有比较明显的整体优势。2.3.3.1歧化-烷基苯转移装置主要工艺技术特点(1)采用UOP的TATORAY工艺，选用活性、选择性及稳定性较高的新一代TA-4催化剂。与以往的TA-3催化剂相比，反应单程转换率可提高47.2%。(2)产品苯和二

10、甲苯的分布可通过调整两种原料的比例来实现，使装置加工原料及产品产量有更大的灵活性，以适应市场对芳煌产品需求的变化。(3)循环氢压缩机采用一台电动离心式压缩机。2.3.3.2 二甲苯异构化装置主要工艺技术特点(1)采用UOP的ISOMAR工艺，选用乙苯异构型I-9K催化剂，在临氢状态下，把贫对二甲苯的抽余油转化为接近平衡组成的C 8芳崎，通过循环最终转化为对二甲苯，达到增产对二甲苯的目的。在反应过程中建立限定性平衡，通过环烷燃中间体将乙苯最大限度转化为二甲苯，采用这种催化剂可以从混合二甲苯中获取最高产率的对二甲苯。与常规催化剂相比，I-9K催化剂稳定性好，反应压力和氢油比低。(2)I-9K 催化

11、剂正常操作不需要注氯，减少了系统腐蚀，改善了操作环境。(3)循环氢压缩机采用一台由背压蒸汽透平驱动离心式压缩机。2.3.4 装置主要操作条件（1）反应器操作条件（见表5-2）表 5-2 对二甲苯（P X）装置反应器操作条件流程编号1 5-R-0 11 8-R-0 1设备名称歧化反应器异构化反应器介质氢气、芳燃氢气、芳燃入口温度48 23 8 8压 力（绝压）M P A3.1 11.2规格内径*长度（切）M M0 3 0 0 0*8 6 0 00 3 0 0 0*7 9 0 0容积M 36 0.7 655.8 1（2）工艺操作技术指标（5-3）5-3 对二甲苯（P X）联合装置工艺操作技术指标装

12、置操作指标歧化-烷基转移装置反应器入口/出口温度：48 2/49 3（末期）反应压力：2.7 6-3.O M P a二甲苯精微装置1 6-C-0 2 操作压力：0.9 M P a (a)吸附分离装置吸附温度：1 7 7 吸附压力：0.7 7M P a二甲苯异构化装置反应器入口/出口温度：3 8 8/3 9 1（末期）反应压力:0.7 0-1.I M P a2.3.5装置投产以来的事故情况（1）2 0 0 1 年 9月 1 0 日6 时许，芳燃联合装置检修后开工过程中，二甲苯塔顶蒸汽发生器进料控制阀（1 6P V 0 0 7 蝶阀）法兰突然毗开，大量芳烧油气外泄，现场采用八只高压消防水炮集中向泄

13、漏点喷射消防水掩护，以达到将油气冷凝为液态使之不在空间扩散的目的，装置停工泄压，油气冷凝成污水在装置下游排水沟内堵截回收进入污水处理场，避免环境污染，消防车在装置外围待命，各相关路口紧急戒严。由于措施得当，经紧急抢险，装置未发生火灾爆炸事故。事故后检查，蝶阀法兰面系单头螺栓（栽丝），六条螺栓被拔断，导致突然毗开跑料。（2）2002年 6 月 2 8 日，芳煌装置发生因从外购混合二甲苯进厂到装置操作多个环节违章造成的含有乙二醇和水的原料进入装置，导致吸附塔内345吨吸附剂因带水全部中毒的重大生产责任事故。在集团公司领导的关怀和专家的指导下，经过全体员工的全力抢救，历经近三个月的昼夜奋战,终于将中

14、毒的吸附剂抢救成功，全部恢复了活性，装置恢复正常生产。2.4中间原料罐区和溶剂油罐区概况2.4.1概述芳煌车间中间原料罐区和溶剂油罐区，位于车间南侧厂区化四路主通道以南，包括罐区、泵区、管带等设施，各有储 罐6台，输送泵共8台。2.4.2 主要设备及物料（见表5-4）表 5-4 中间原料罐区和溶剂罐区主要设备及物料罐区名称储罐名称罐号介质公称容积 n?型式溶剂油罐区对二甲苯罐T 3 3 0 2-0 1对二甲苯2 0 0 0内浮顶6#溶剂油罐T 3 3 0 2-0 2 6#溶剂油2 0 0 0内浮顶6#溶剂油罐T 3 3 0 2-0 3 6#溶剂油2 0 0 0内浮顶对二甲苯罐T 3 3 0 2

15、-0 4对二甲苯2 0 0 0内浮顶1 2 0#溶剂油罐T 3 3 0 2-0 51 2 0#溶剂轴2 0 0 0内浮顶1 2 0#溶剂油罐T 3 3 0 2-0 61 2 0#溶齐IJ油2 0 0 0内浮顶中间：不合格油罐T 3 3 0 2-0 7Cs+A1 0 0 0内浮顶不合格油罐T 3 3 0 2-0 8Cg+A1 0 0 0内浮顶2.5化学药剂站概况原甲苯罐T 3 3 0 2-0 9甲苯1 0 0 0内浮顶料甲苯罐T 3 3 0 2-1 0甲苯1 0 0 0内浮顶罐歧化原料罐T 3 3 0 2-1 1C s+A2 0 0 0内浮顶歧化原料罐T 3 3 0 2-1 2C g+A2 0

16、0 0内浮顶2.5.1概述化学药剂站位于芳煌车间主装置北侧，包括铁路油罐车卸车台、乙二醇储罐、醋酸储罐、碱（N a O H）储罐。共有6台储罐，1 5台泵，9个卸车鹤位，4台换热器。2.5.2主要设备及 物 料（见表5-5）表5-5化学药剂站主要设备及物料序号设备名称规格、结构介 质台数材 质1乙二醇罐5 0 0 0 m3 拱顶乙二醇20 C rl 8 N il 0 T i2醋酸罐1 0 0 0 m3 拱醋酸20 0 C rl 7 N il 4 M o2.6 日罐区概况顶23碱液罐2 0 0 m3 拱顶碱液(N a O H)20 C rl 8 N il 0 T i2.6.1概述日罐区主要为对二

17、甲苯（P X）装置日产品的中间储罐。位于装置的西北角界区内。2.6.2 日罐区主要设备及物料（见表5-6）表 5-6日罐区主要设备及物料序号设备名称设备编勺规格、结构介 质台数北抽提原料罐1 4-D-1 15 7 2 m3内浮抽提原料1日顶罐芳煌原料罐1 4-D-1 44 2 7 m3内浮 芳 烽（苯、1区顶甲苯）苯日罐1 4-D-1 5/A、B3 6 0 m3内浮顶苯2苯日罐1 5-D-1 3/A、B2 0 0 m3内浮顶苯2解吸剂储罐1 7-D-1 18 4 0 m3内浮顶P D E B1解吸剂工厂储罐1 7-D-1 21 0 0 0 m3 内浮顶C B-A P D E B1P X 日罐1

18、 7-D-1 4/AB C1 0 0 0 m3 内浮顶对二甲苯(P X)3南日罐区溶剂罐1 4-D-1 23 2 0 m3内浮顶环 J 飒1湿溶剂罐1 4-D-1 31 1 0 m3内浮顶湿环J 飒溶剂1甲苯日罐1 4-D-1 6/A、B5 8 0 m3内浮顶甲苯2非 芳 煌 原 料罐1 4-D-1 72 0 0 m3内浮顶非芳煌16号 溶 剂 油产品日罐1 4-D-2 0/A、B1 5 0 m3内浮顶6号溶剂油21 2 0#溶剂油产品中间罐1 4-D-2 1/A、B1 5 0 m3内浮顶1 2 0#溶剂油23 装置中存在的主要危险化学品及危险危害分布3.1 装置中存在的主要危险化学品及其特性

19、装置中存在的主要危险化学品有：氢、甲烷、乙烷、乙烯、苯、甲苯、对二甲苯、溶剂油、醋酸、氢氧化钠。另外,还存在乙二醇、环丁飒、抽余油、白土、C9、C 9 A、C10+A、吸 附 剂（ADS-27）等一般化学品。主要危险化学品的特性见表3-1、表 3-2和 表 3-3。3.2 装置主要化学品及危险化学品的分布（见表5-7）表 5-7 装置主要危险化学品的分布装置、部位名称存在化学品名称其中列入原料、三剂副产及产品GB 1 2 2 6 8-9 0：危险化学品.变压吸附氢提纯装 置（P SA）催化裂化干气（主要含氢、甲烷、乙烷、乙烯）氢、解吸气（甲烷、乙烷、乙烯）氢、甲烷、乙烷、乙烯芳煌抽提装置重整油

20、、环丁碉苯、甲苯、抽余油（非芳烧）苯、甲苯、溶剂油芳煌联合装置歧 化 烷 基转移甲苯、氢、c8白土、c9C8A 苯、对 二 甲 苯、苯、氢、甲苯异构化贫 对 二 甲 苯（主要含邻、间二甲苯、乙苯）、氢、白土对二甲苯组分对二甲苯、氢3.3装 置 的 主 要 危 险 危 害分布(见表5-8)二 甲 苯 分储C8+A C 9 A、C,o+A混合二甲苯、C9 A、C io A对二甲苯吸附分离混合二甲苯、吸附剂J(A D S-2 7)对二甲苯(P X)对 二 甲 苯(P X)溶剂油罐区和中间原料罐区混合二甲苯、对二甲苯、甲苯、溶剂油对二甲苯、甲苯、溶剂油化学药剂站乙二醇、醋酸、碱 液(N a O H)醋

21、酸、氢氧化钠日罐区环 碾、苯、对二甲苯、溶剂油、甲苯苯、甲苯、对二甲苯、溶剂油表5-8装置的主要危险危害分布序号主要危险源部位主要危险危害事故形态主要原因1加热炉火灾、噪声炉 管 泄漏局温蠕变、选材不当2芳煌抽提塔火灾、爆炸、中毒泄漏选 材 不 当、腐蚀、控制失灵3苯塔火灾、爆炸、中毒泄漏选 材 不 当、腐蚀、控制失灵4旋转阀火灾、爆炸、中毒泄漏选 材 不 当、腐蚀、控制失灵5吸附塔火灾、中毒泄漏选 材 不 当、腐蚀、控制失灵6反应器火灾泄漏临氢、选材不当7分储塔火灾泄漏腐蚀、焊接质量差、操作失误4生产过程危险性分析8中间原料油火灾、爆炸、中冒罐、跑 腐蚀、焊接质量罐区毒漏差、操作失误9化 学

22、 药 剂 罐火灾、爆炸、中 冒罐、跑 腐蚀、焊接质量区毒漏差、操作失误10日罐区火灾、爆炸、中毒冒罐、跑漏腐蚀、焊接质量差、操作失误(1)加热炉区全装置3台加热炉，为产品精储和异构化提供热源，因炉管内介质、炉膛温度均很高，若操作不当、局部过热烧坏炉管、管材选择不合理或错误地使用材质不清的配件、漏油等原因，都可能引起火灾，给装置的安全生产造成威胁。(2)对二甲苯吸附分离采用美国UOP专利技术的旋转阀是对二甲苯吸附分离的关键设备，旋转阀容易出现物料间的相互渗漏、流量控制不均匀的问题，在运转过程中如果旋转阀发生故障，则装置就无法运转。吸附塔的操作是装置的关键，在吸附塔内进行对二甲苯的吸附和解吸操作，

23、将抽余液和抽出液分开，本岗位一旦发生泄漏又是易于发生毒害事故之处。(3)异构化本部位属于临氢反应过程，压力和温度都很高，物料一旦泄漏就可能形成火灾和爆炸危险。(4)二甲苯精储二甲苯精镭装置虽是常规精福分离操作，但确是在比较高的温度下对易燃介质进行分镭操作，若操作不当，发生设备故障或泄漏，就会形成爆炸火灾事故。(5)毒性危害对二甲苯联合装置的原料和产品都属于C I O以下的芳崎，芳煌类物质具有一定的毒性，其蒸气经呼吸道进入人体可麻醉神经系统和引起肠功能的紊乱，操作人员如果长时间高浓度接触，可能产生头昏、头疼等症状。重度中毒可出现震颤、瞻妄、昏迷、血压下降，严重的可因呼吸和循环衰竭而死亡。慢性中毒

24、表现为对神经系统和造血系统的损坏，出现植物神经紊乱、白血球持续下降，全血细胞减少、白血病等。对此，必须加强现场的防止物料泄漏和个人防护。(6)噪声危害芳煌车间各装置的加热炉、压缩机、机泵、空冷器都属于噪声源，长时间接触对操作人员的身心健康会有损害，必须保证隔噪设施的完好，并加强个人防护。5 同类装置事故案例及分析(1)1988年 1月 12日，华北某大型炼油厂重整车间，停工处理漏点后继续开工，芳燃抽提部分的汽提塔回流芳煌受液罐容一302抽出泵一304抽空，一个小时后发现容一302放空管线出口处着火。原因是泵一304抽空造成容一302液面升高，而回流又建立不起来，造成汽提塔顶温度急升，容-3 0

25、 2 回流芳煌温度升高，气体量加大，放空管静电着火所至。(2)1996年4 月 2 6 日，日本冲绳的一座500万吨/年的炼油厂的石脑油加氢脱硫装置发生加热炉火灾。大火彻底摧毁了加热炉和破坏了整座生产装置。事故原因是由于短期蠕变造成加热炉的炉管中数根炉管破裂，喷射的原料油火灾进一步导致其他炉管故障。尽管泄漏的石脑油总量受1 分钟后启动的ESD紧急停车系统控制，但是大火仍然扑救了近8个小时，事故损失约1234.2万美元。(3)1992年 10月 16日，日本生产能力为1000万吨/年的袖浦炼油厂，因轻油加氢脱硫装置开工过程中热交换器发生故障，更换完催化剂后，轻油加氢脱硫装置正常开工时,操作人员发

26、现煌类从换热器泄漏出来，正当现场紧换热器螺栓时发生了爆炸。直 径 1.26米的换热器的头盖和锁环飞出160米。15辆消防车用了近3 小时才将火势控制住。火灾和爆炸酿成18396万美元的直接损失。6 装置主要防护设施及措施(1)装置已按照甲类火灾危险装置进行总图平面布置。(2)装置采用DCS控制操作，安全可靠，并配有FSC故障安全控制系统，保证装置在生产异常时的安全生产。(3)装置界区及所属油品、药剂储罐区四周有符合设计防火规范要求的环形消防通道。(4)设有稳高压消防水管网，平时管网系统压力保持在0.7MPa,事故状态可立即达到LOMPa-L2MPa。设有SS150型消火拴83个，并分区布置了

27、14门 WS40P型固定式高压消防水炮，在高于4 0 米以上的塔、容器类设施上布置有消防竖管。装置内部按照规范配备了各类小型灭火器659具(MT25型二氧化碳灭火器18具，MFZ8型干粉灭火器624具，MFZ8型推车式干粉车17具）。在装置界区内位于日罐区东侧、以及化学药剂罐区东侧均分别设有6PHZY80/55消防泡沫站，备有抗溶性泡沫液和蛋白泡沫液，各油罐消防设施齐全。装置内布置有火灾报警系统。（5）装置内电气、仪表设备按照相关防爆等级选型。（6）凡盛装苯类和芳煌含量较高物料的储罐均采用氮封。（7）在有可能泄漏苯类或芳烽含量较高物料的设施附近，按照规范设置有可燃气体检测报警仪。（8）对苯含量

28、较高的设备、管道的选材，按照纯苯介质选材。（9）除职工个人配发的防护服、防护眼镜、手套、鞋（靴）等劳动防护用品外，主控制室内配有包括备有防毒口罩、防毒面具、长管式呼吸器、滤毒式面罩、空气呼吸器、防化学手套，在装置现场的适当部位安装了洗眼淋浴器。各类防护用品均建立台帐，由专人检查。（10）容器、塔、罐等系统设有安全阀。(1 1)仪表在设计上已考虑到一旦遇到突然停电，装置会自动处于安全状态。(12)车间建立有完善的安全生产规章制度和安全管理网络，并配有专职安全工程师。(13)车间建有包括危险化学品事故在内的各类重大事故应急救援预案，并按规定定期进行演练。(14)岗位职工定期由厂部组织进行健康体检。

29、8安全对策措施(见表5-9)表 5-9 芳煌车间安全对策措施序号主要危险隐患安全对策措施紧迫程度1装置区部分机泵机封泄漏加强维护，认真巡回检查，及时抢修。中9 评价结论2装置区事故状态时泄漏 的 危 险 化 学 品无法及时进入地下污油系统。对污油系统进行必要的改造。中3装置区地下渗水继续查找渗水来源，予以堵漏。中4中间原料储罐区罐区四周目前尚未配置固定式同压消防水炮。已经安排计划整改，抓紧实施。中5部分职工对危险化学品有关知识掌握不够，安全意识淡薄。继续加强遵章守纪、安全技术知识和安全技能教育。高（中）芳煌车间自2000年建成投产以来，除在2002年 6 月，发生了由于多个环节上的违章操作导致

30、的吸附剂因带水和乙二醇而中毒的重大生产事故外，装置能够保持安全生产,现已经具备安全生产条件，综合安全评价的各项指标能够符合安全规范要求。对存在的安全隐患要抓紧治理，只要车间加强对危险化学品的安全管理和监控，严格控制危险化学品在生产使用过程中的危险因素发生，装置是能够实现安全生产的。第二节PTA装置生产过程危险性分析1装置概况1.1概述某石油化工总厂PTA装置采用美国BPAMOCO公司的专利技术，并由该公司提供工艺包。日本千代田公司总承包，某石化工程公司负责工程详细设计，中国石化集团第五建筑公司负责施工。工程总投资13.5亿人民币，占地面积16000平方米。于1998年2月2 1日正式开工建设，

31、并于2000年3月18日正式中交,2000年5月2 5日一次投料生产成功。装置设计生产能力22.5万吨/年，小时生产量为32吨，操作弹性范围70%100%,年开工时间7600小时。2003年7月完成扩能改造工程，生产能力达到32.5万吨/年PTAo小时产量42.76吨，操作时间7600小时。1.2 装置组成PTA装置主要由氧化单元、精制单元、公用工程和辅助设施等四部分组成。（1）氧化单元：主要包括空气压缩、进料准备、氧化反应、结晶、过滤分离、干燥、溶剂回收等。（2）精制单元：主要包括浆料制备、加氢反应、PTA结晶、分离过滤、干燥和产品输送等。（3）辅助设施：主要包括控制室、变配电所、MCC、化

32、验室、原料及化工原料中间罐区、成品包装。1.3 装置工艺概况1.3.1 工艺流程简述在氧化装置中，以对二甲苯（PX）为原料，醋酸为溶剂,醋酸钻、醋酸镒为催化剂，氢溟酸为促进剂，与氢反应生成对苯二甲酸。反应在191和 1256KPa条件下进行，反应过程属剧烈放热反应。反应尾气经四级冷却进行能量回收，凝液返回反应器，不凝气体一部分进入尾气透平进一步回收能量，另一部分用于气流输送物料。反应产物经结晶、过滤分离、干燥后得到粗对苯二甲酸(C T A)粉末。粗对苯二甲酸中含有氧化反应副产物对甲基苯 甲 酸(T O L)和对竣基苯甲醛(4-C B A)杂质。过滤分离过程中大约90%以上的母液返回到催化剂配制

33、系统，其余送入残渣蒸发器，固体残渣送污水处理装置。装置所有尾气进入溶剂回收单元，用以回收醋酸溶剂。精制装置采用加氢还原法除去氧化反应副产物。加氢反应在288c和 8627.9KPa压力下进行，在碳钿催化剂作用下,将 4-CBA还原成易溶于水的TOL。反应物经过结晶、离心分离、过滤等工艺除去杂质。滤饼经干燥后形成精对苯二甲酸(P T A)粉末。装置工艺流程图见图5-3和图5-4o图5-3氧化单元工艺流程框图氢气图5-4精制单元工艺流程框图1.3.2装置主要工艺技术特点PTA装置的生产工艺几乎涵盖了所有的典型化工单元操作，加工工艺条件苛刻、复杂，该装置被世界公认为化工领域最复杂的装置之一。其主要技

34、术特点有：(1)原料配制：设有原料混合罐，催化剂和助催化剂分别加入，使反应进料更均匀，产品质量更稳定。(2)氧 化 反 应：反 应 条 件 缓 和，温 度1 9 1 C,压力1.25MPa0(3)氧化结晶：设三级结晶，第一结晶器进行二次氧化。(4)TA过滤：设一级转鼓真空过滤，处理量大，操作灵活。(5)醋酸溶剂回收：采用汽提塔加立式薄膜蒸发器回收醋酸溶剂。(6)溶剂脱水：单塔常规精储。(7)氧化残渣处理：氧化残渣排入污水处理，不设催化剂回收设施。(8)加氢反应：进料浓度31w t%,反应温度2 8 8 C,反应压力8.6MPao1.4装置设备概况PTA装置原料为PX、HAC、H 2等易燃易爆、

35、有毒有害的介质，工艺过程有激烈的氧化反应和临氢操作。PTA生产的物料多为浆料，易堵塞，介质腐蚀性强。因此装置具有设备类型多样、结构复杂、转动机械多、规格大、材质耐腐蚀要求高的特点。如有原动机功率1-1.2万K W的大型空气压缩机，54078m3/h流量的尾气膨胀机及53t/h的凝气背压式蒸汽透平机组成的工艺空气压缩机组，大负荷的压力离心机、真空转鼓过滤机、回转式大型干燥机、每分钟几万转的高速离心泵、耐强腐蚀的耐酸泵，以及类型近10种 的131台机泵等。另外在工艺设备上有钛复合钢板(SA516Gr.70+TiGr.l)制 作 的1 5 3 t重 带 钛 搅 拌 器 的 氧 化 反 应 器 和SA

36、516Gr.70+304L复合钢板制作的加氢反应器等制造难度高的承压设备。除上述材料外，尚采用了一些特殊的材料，如Hastlloy C、904L、254SM。、InconeL 2205 等。装置设备分类统计如表5-10所示。表 57 0 PTA装置设备分类统计装置名称PTA静设备（总计169）动设备（总计131）总计反应器塔类容器类冷换类空冷器其他机泵类搅拌器压缩机风机277651（1组）33131239300其中压力容器：一类容器4 3 台，二类2 7 台，三 类 13台。合计83台。2 装置投产以来的事故情况（见表5 7 1）表 5-11 PTA装置投产以来的事故情况序号时间事故原因120

37、00-08-23一人浅二度烫伤事故个人安全意识差，对系统作业的危险性认识不足。2200-09-12碳钿催化剂压碎事故BD 5 00块料 导 致 G5 01抽空，进而D I C 5 01出现假指示。32000-12-16氧化反应器搅拌器停车事故润滑油的粘度局。42000-12-16袋滤器A M 208 损坏事故氧化热保持导致低压尾气丧失，导致袋滤器反吹气丧失。52001-02-04精制单元放空器洗涤器循环泵断轴事故放空器洗涤器液位计失灵，造成泵经常有抽空现象。62001-09-24中间料仓冒料事故T 5 00至 D 5 00管线堵塞72001-10-04精制反应器床层差压IWJ事故人员误操作。将

38、 HC 5 5 0设定值102T/H设定为1T/H3装置中存在的主要危险化学品及危险危害分布3.1 装置中存在的主要危险化学品及其特性装置中存在的主要危险化学品有对二甲苯、醋酸、澳化氢、氢气、一氧化碳、溟甲烷、甲酸甲酯、乙酸甲酯、甲醇、甲烷、氢氧化钠、氮、苯和甲苯。另外，还存在醋酸镒、碳钿、醋酸钻、甘 油（丙三醇）和对苯二甲酸等一般化学品。主要危险化学品的特性见表3-1、表3-2和表3-3。3.2 装置主要危险化学品的分布（见表57 2）表5-12装置主要危险化学品的分布序号危险化学品名称危险化学品分布区域原料罐区氧化单元精制单元TA、PTA输送氢、氮压机PTA小包装残渣回收1对二甲苯VV3.

39、3装 置 的主要危险危害分布（见 表57 3）2醋酸VV3澳化氢V5氢氧化钠VVV6氢气VV7氮VVVVV8各 种 有 毒 废 气（一氧化碳、漠甲烷、甲酸甲酯、乙酸甲酯、甲醇、甲烷、苯和甲苯）VVV表57 3装置的主要危险危害分布生产区域主要危险危害氧化反应区火灾、爆炸、毒性、热伤害、辐射结晶、尾气洗涤火灾、爆炸、毒性、热伤害、辐4生产过程危险性分析射溶剂、催化剂回收火灾、毒性、灼伤、热伤害TA过滤、干燥区氮气危害、热伤害、灼伤、粉尘加氢反应、结晶区火灾、爆炸、热伤害、辐射、毒性分离、过滤、干燥区氮气危害、粉尘、热伤害、灼伤原辅材料罐区火灾、爆炸、毒性空压机组厂房噪音、机械伤害、热伤害氢气压缩

40、机区火灾、爆炸、噪声PTA装置是一套典型的高温、中压、强腐蚀性，部分单元临氢操作的危险性极高的化工生产装置，为甲类火灾危险性装置。生产过程中使用的原料及产品具有易燃易爆、有毒有害、强腐蚀特性，因此装置存在的主要危险危害为火灾、爆炸、中毒和腐蚀，其次是高压蒸汽、高温物料以及危险化学品造成的烫伤、灼伤，另外装置开停时使用大量氮气可致人窒息，生产中使用的钻6 0 或 钻 137液位计可对人造成放射性伤害，以及大型空气压缩机组产生的噪声危害。4.1 危险区域及及关键部位装置主要危险区域有：氧化反应器、空压机、加氢反应器、氧化干燥机等4 个系统以及10多个危险点（源）。4.2 危险化学品危险性分析TA单

41、元在生产过程所需的主要原料PX、HAC、BrH等均为燃易爆物质。对二甲苯的火灾危险性存在于原料配制、氧化反应工序中。醋酸的火灾危险性存在于原料配制、氧化反应、结晶、过滤、干燥、溶剂和催化剂回收等过程中，贯穿于TA单元的整个工艺过程。其次在T A 单元的整个工艺过程中，存在着醋酸和澳化氢中漠离子的腐蚀问题，特别是高温醋酸泄漏对设备和环境的腐蚀更为加剧。由于腐蚀使机械设备、容器、管道材料强度大为降低，长期腐蚀会造成管道、设备、阀门、机封的破坏，会引起泄漏着火事故。如出现高温醋酸或碱（NaOH）液泄漏喷射，极易造成操作人员和维修人员的呼吸系统和皮肤的严重灼伤，尤其是大面积的酸、碱灼伤。另外，P T

42、A 单元的氢气如发生泄漏很容易与空气形成爆炸性混合物，不论是静电打火，还是遇到金属撞击都可引发恶性事故。其次，物料的毒性对装置的操作人员也构成极大的危害。如：澳化氢促进剂加料间存在着因加料过程易吸入H B r 蒸汽而存在着中毒的危险，尤其是H B r 在氧化反应高温高压条件下可产生溟甲烷。因此在反应尾气，气体膨胀机、吸附塔、气体洗涤塔及尾气输送T A 及 P T A 产品时，都可能存在一定浓度的漠甲烷。上述设备、管道如果发生气体外逸,不但污染环境，并可引发操作人员的急性澳甲烷中毒事故。4.3 氧化反应过程危险性分析氧化反应系统包括氧化反应器、结晶器、冷凝器、浆料罐、母液循环罐和醋酸精储塔等工艺

43、设备。氧化反应是多种易燃物料：P X、H A C、HBr、钻镜催化剂、循环母液等与大量的空气混合，在高温、中压的氧化反应器内进行激烈放热的化学反应，反应器内存在大量的可燃物、助燃物，其危险性很大。因此，把氧化反应器放在厚厚的防爆墙内，以降低氧化反应器发生爆炸时造成的损失。生产过程反应器的安全操作是通过控制氧化尾气中的氧含量来实现的，正常生产时尾气氧含量均为3%左右，若氧含量达到5%,反应器就会报警，以致停车。如果操作或控制不当，氧化尾气中氧含量超过 8%,氧化反应就有发生爆炸的危险。因此氧化反应的工艺操作必须严格控制反应温度和压力，避免出现反应速度过快，导致温升过高而发生失控的危险。另外，重要

44、的是在反应的引发过程，尤其是在切换尾气控制阀时操作不当，或发生三取二的尾气氧含量监测仪表故障等问题，极易造成尾气氧含量不断上升，当氧含量超过8%时，会出现反应器内醋酸蒸汽燃烧，直至发生爆炸。而分布在氧化反应器周围的结晶器，第一到第四冷凝器以及循环母液醋酸罐，精储塔醋酸闪蒸罐等，一旦发生大面积泄漏也随时存在着火灾或爆炸的危险性。4.4 尾气吸附过程危险性分析尾气吸附塔内主要有氧气、澳甲烷、甲苯、醋酸、活性碳、硅胶等物质。正常操作温度较低，但 当 超 过 150c或停车时温度上升过高，会发生塔内活性碳自燃而发生的火灾事故。4.5加氢精制过程危险性分析加氢精制单元的火灾危险性属甲类，爆炸危险类别属2

45、区，是重大的火灾爆炸危险源。反应介质为氢气和T A的混合物，操作温度为2 8 8 C,操作压力最高为8.6MPa。由于操作温度和压力较高，而且氢气介质的爆炸极限很宽，为4.4-74.1%,一旦泄漏，就会发生火灾爆炸事故。由于此系统为临氢状态，设备及氢管线存在着氢气泄漏和发生氢腐蚀和氢脆的危险性。系统中的氢气缓冲罐容积非常小，但它是贮氢的三类压力容器，同样存在超压爆炸的危险因素。4.6 PTA输送、包装及贮存过程危险性分析。PTA产品在气流输送、包装、存贮、除尘等各个生产过程中，都存在着PTA或TA粉尘发生爆炸的危险。由于PTA或TA的粉尘本身具有可燃性，其最低爆炸浓度为0.05g/l,极限氧浓

46、度为15%（电火花点火）。当粉尘悬浮物与空气形成的混合物达到一定浓度51-71g/m3时，遇有足以引起尘爆的起始能量，就会发生恶性粉尘爆炸事故。4.7该装置中有9.O M P a、3.5 M P a、1.O M P a三种压力蒸汽，最高温度达4 8 0,因此如有泄漏、喷溅、裸管都可造成严重的烫伤事故。4.8该装置工艺生产过程和P TA包装系统以及开停工抢修中都需要大量氮气，同类P TA装置由于氮气泄漏和管理不当造成窒息伤亡的事故多有发生。因此该装置的氮封系统必须确保密封，循环系统完好，杜绝误操作，坚持巡检，以防止恶性事故的发生。5同类装置事故案例及分析(1)1 9 7 6年比利时吉尔化工厂氧化

47、反应器爆炸事故。1 1月3 0日，该厂一号氧化装置第三氧化反应器(BR-3 05)发生爆炸，未造成人身伤亡。造成这次事故的原因，主要是由于违反规程采用了错误的开车程序，使反应器尾氧含量高达1 4-1 6%,与对二甲苯和醋酸蒸汽形成爆炸性混合气体。引起爆炸的火源可能是自燃或静电火花。(2)国内某化工厂氧化装置反应器爆炸事故。1 9 9 0年6 月 1 日，该厂氧化装置在停车过程中由于操作不当，致使反应器内尾氧含量超标，发生爆炸。事故的后果是造成一名操作工当场死亡，反应器气管线和HE-301换热器报废。(3)国内某化工厂氧化装置检修人员窒息死亡事故。1996年 3 月 2 7 日维修人员在进入HM

48、-501A筒体检修时，一维修工未办理进罐手续且防护面具使用不当，造成该维修工当场窒息死亡。通过上述实例，可以看出装置在生产中最大的危险因素是氧化反应尾氧含量超标引起的爆炸事故。在该装置中，只要反应物与空气形成的混合物达到爆炸极限，就有可能造成火灾爆炸事故。因此，生产中应严格遵守工艺技术规程和操作法，杜绝违章操作。另外，由于装置区域内遍布强腐蚀性介质，且一般均带温带压，因此，防止危险有害介质的泄漏,杜绝静电火花以及各类火种是预防恶性事故发生的有效措施。9 主要危险隐患分析(见表575)表 575 PTA装置主要危险隐患分析主要危险隐患部 位原 因可能产生的后果机械故障B C-1 0 1 空气压缩

49、机组(1)振动值超标(2)放空阀漏(3)导向叶不到位(4)仪表信号不准，冬季时易发生跳变(1)多次造成紧急停车(2)基本得到控制B A-1 0 6 氧化搅拌器(1)底轴承损坏(2)润滑油过滤器堵(3)搅拌电机轴承坏(1)紧急停车(2)Ti 及石墨瓦底轴承更新(3)清过滤器(4)更新轴承B M-3 0 2 氧化干燥器(1)进料端偏小(2)大齿圈紧固螺丝脱落(1)生产负荷卡脖子(2)扩产后再上一台干燥器(3)大轴承卡死已更新B P-3 0 4 螺旋输送器堵料扭矩太大螺杆断裂更新修复G H-5 0 2 加氢进料泵(1)堵料或差压大(2)工艺与设备不匹配(3)机械故障(1)多次造成停车(2)已经更新(

50、3)机械故障多未能根本解决(4)扩能后再上一台备台BH-521进料过滤器堵料、块料压差大（1）更新改型（2）目前还未彻底解决（3）易导致催化剂损坏续表5-15机械故障BM-701压力离心机底轴承经常损坏更新抢修管道BR-501加氢反应器催化剂压碎事故BD500块料导致G501抽空，造成仪表DIC501假指示(1)停车(2)碳钿催化剂压碎(3)经济损失大氧化单元保持处理不当，造成AM-208事故氧化热保持导致低压尾气丧失，造成料仓袋滤器没有反吹气(4)AM-208 袋滤器损坏事故(5)更新TA料仓冒顶事故BT-500 至 BD-500管线堵塞更新改造，艺管道BR-501反应器压差高事故人员误操作