引言（1）
北京燕山分公司煉油廠三催化裝置投產于1998年6月，是當時國內最大的重油催化裂化裝置，是煉油廠“九五”規劃“騰飛工程”的重點建設項目。該裝置的投產對消化重油，提高煉油廠的輕油收率起到關鍵作用，是煉油廠的主要效益增長點。1999年5月17日，該裝置置發生一起污油儲罐內浮船沖翻損壞事故，現將事故原因分析報道如下，并提出相應對策。
事故經過（2）
1999年5月17日10時10分，三催化裝置第一再生器的半再生滑閥因儀表短路自動全關，造成催化劑循環中斷，反應崗位切斷進料，儀表工緊急搶修該滑閥。12時32分基本具備進料條件，提升管反應器開始進料，提加工量至150t/h。分餾塔頂油氣分離罐D-201液面為70%，裝置由分餾塔頂油氣分離罐D-201開始向污油儲罐區退輕污油，以85t/h輕污油量外送進入污油儲罐，當時污油儲罐液位為2548m。12時34分，提升管反應品進料量提到158t/h，分餾塔頂油氣分離罐D-201液面升高到78.3%，由于分餾塔頂油氣分離器D-201內液位較高，為防止污油隨富氣帶入氣壓機，造成氣壓機損壞，開始從分餾塔頂油氣分離器D-201內大量退輕污油，退輕污油量很快到提到181t/h。12時35分，提升管反應器進料量提到162t/h，分餾塔頂油氣分離罐D-201液面為77.8%，裝置由分餾塔頂油氣分離罐退輕污油量為163t/h。12時40分，提升管反應器進料量提到165t/h，分餾塔頂油氣分離罐D-201液面為75.6%，裝置由分餾塔頂油氣分離罐退輕污油量為163t/h。12時42分，提升管反應器進料量提到168t/h，分餾塔頂油氣分離罐D-201液面為73.2%，裝置由分餾塔頂油氣分離罐D-201退輕污油量為72t/h。12時40分，污油儲罐液位的計算機屏幕上的顯示失靈（鋼帶尺連接在污油儲罐內浮船上）污油罐區內可燃氣體報警器全部報警。檢測在距污油儲罐30m范圍內可燃氣體濃度全部達到爆炸極限。及時啟動污油儲罐的消防噴淋設施，控制液化氣的迅速擴散，停止污油儲罐周圍進行的各種現場作業，檢測可燃氣體擴散的周圍環境，實行斷路措施。13時40分，污油罐區內可燃氣體濃度降低，可燃氣體報警器停止報警。事后檢查污油儲罐內浮船已經全部沖翻、損壞。
技術分析（3）
2.1進料后油氣分離罐外送輕污油量分析
提升管反應器進料后分餾塔頂油氣分離罐D-201操作參數情況見表1：
表1 提升管反應器進料后分餾塔頂油氣分離罐D-201操作參數情況
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時間 |
D-201溫度/℃ |
D-201退污油量/t·h-1 |
D-201壓力/MPa |
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27.5 |
0 |
0.0892 |
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26.6 |
0 |
0.1079 |
|
|
28.38 |
0 |
0.0976 |
|
|
28.88 |
0 |
0.1073 |
|
|
28.88 |
85 |
0.1073 |
|
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30.10 |
181 |
0.1105 |
|
|
32.15 |
163 |
0.1105 |
|
|
32.15 |
163 |
0.1105 |
|
|
34.10 |
72 |
0.1105 |
|
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35.20 |
60 |
0.1105 |
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|
36.28 |
60 |
0.1105 |
|
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50.1 |
31 |
0.0763 |
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57.6 |
37 |
0.0863 |
|
|
57.14 |
40 |
0.0963 |
|
|
49.04 |
40 |
0.0963 |
*進料
12時32分，提升管反應器開始進料，分餾塔的一中段、二中段循環回流溫度較低，無法充當吸收穩定系統的熱源，穩定塔內事先已經引入瓦斯沖壓，壓力為0.5MPa，如果污油進吸收穩定系統，汽油中的液化氣無法分離，決定由分餾塔頂油氣分離罐D-201直接退入污油儲罐內。12時32分~14時，提升管反應器進料由150t/h，提高到200t/h，粗氣油生成量由60t/h，提高到88t/h，經分餾塔頂油氣分離罐D-201外送輕污油量由85t/h，提高到163t/h，再后逐漸減少。由于短時間內（主要為12時32分~12時50分）裝置外送輕污油量較大為149.5t，又由于分餾塔頂油氣冷后溫度低，僅為28.8~36.28℃，使得污油在D-201內分離時間短，輕污油中含有大量的液化氣組分，無法迅速分離，造成大量液化氣帶入污油儲罐內。輕污油進入污油儲罐后，液化氣組分迅速揮發，嚴重沖擊鋁制內浮船，造成污油儲罐鋁制內浮船嚴重損壞，大量液化氣從污油儲罐頂部揮發出來，事后經污油儲罐檢尺核量，污油儲罐實際收到污油量為55.5t，在12時32分~14時間內，裝置外送輕污油量為58t，其中有2.5t的液化氣組分在污油的儲罐頂部揮發。
2.2進料后油氣分離罐操作溫度分析
在催化開工提升管反應器進料時，分餾塔頂油氣分離罐D-201溫度為28.88℃；當大量退輕污油進污油儲罐時，分餾塔頂油氣分離罐D-201溫度僅為30.1℃，實際分餾塔頂油氣冷后溫度控制指標為40～45℃。由于當時分餾塔頂油氣分離罐D-201操作溫度低于控制指標溫度，液化氣在分餾塔頂油氣分離罐D-201無法尺快分離，致使大量液化氣化氣組分隨輕污油帶入污油儲罐，進入污油儲罐后液化氣組分迅速氣化，導致污油儲罐內浮船嚴重損壞。
2.3進料后油氣分離罐操作壓力分析
在催化開工提升管反應器進料時，退輕污油進污油儲罐，此時分餾塔頂油氣分離D-201操作壓為0.1105 MPa，大量輕污油由分餾塔頂油氣分離罐D-201退入污油儲罐后，此污油儲罐為常壓儲罐，加劇了輕污油中的液化氣組分進入污油儲罐后迅速氣化。
2.4催化開工時進料的原料組成比例分析
在提升管反應器進料前，D-201收污油較多，液位較高為70%，催化開工進料時的原料組成比例考慮不周全，當時開工進料的原料組成中蠟油組分為42%，渣油組分也為58%。提升管初始進料時，反應溫度高，原料裂化充分，反應深度大，生成的輕組較多，導致分餾塔頂油氣分離罐D-201液位迅速上升。為防止輕污油隨富氣帶入氣壓機。造成氣壓機損壞的惡性事故，分餾崗位在短時間內向污油儲罐大量退輕污油，致使大量液化氣組分隨輕污油帶入污油儲罐內。
2.5污油儲罐為3000m3內浮船（鋁質）儲罐，當時環境溫度為34℃，由于三催化生產裝置油氣分離罐D-201（壓力為0.1105MPa、溫度為29℃左右）外送輕污油中含有大量G4以下輕組分，在進入污油罐后，很快大量氣化，又由于污油儲罐的鋁質浮船比鐵制的內浮船輕，氣化的壓力嚴重沖擊鋁質的內浮向，造成鋁質內浮船浮桶脫落，浮船嚴重破損。
預防措施（4）
3.1開工期間嚴格控制原料組成比例
改變開工期間提升管反應器進料的原料組成比例，蠟油組分比例由原來的42%，調整到38%，渣油組分比例由原來的58%，調整到62%。控制反應溫度在530~535℃時進料，避免裂化充分，反應深度過大，產生輕組分過多，給分餾塔頂油氣分離罐的操作帶來壓力。
3.2開工期間嚴格控制外送輕污油量
在催化開工過程中，提升管反應器進料后，隨分餾塔內溫度的逐漸升高，及時建立分餾系統二中段、一中段循環回流，啟用穩定塔底重沸器和解析塔底重沸器，盡快給吸收穩定系統提供熱源，將輕污油引入吸收穩定系統，減少分餾塔頂油氣分離罐 D-201外送輕污油量，保證脫乙烷汽油進入穩定系統將液化氣充分分離。
3.3開工期間嚴格控制油氣分離罐液位
在催化開工提升管反應器進料之前，分餾塔頂油氣分離罐D-201嚴格控制收污油量進行循環，液面控制指標為在50%~60%（原來液面控制指標為60%~70%）。
3.4開工期間嚴格控制油氣分離罐操作溫度
嚴格控制分餾塔頂油氣冷后溫度在控制指標40~45℃以內，在春、秋、冬季減少分餾塔頂油氣冷卻器（干、濕空冷器）開啟的數量，在夏季增多開啟上述冷卻器并及時開啟空冷噴水，滿足控制指標要求，盡量按上限（45℃）控制，使輕污油中的液化氣組分能夠充分進行分離，防止退出裝置的輕污油含有大量的液化氣組分。
事故后通過采取上述措施，在1999年5月17日以后，三催化裝置又經過了6次開、停工、均未造成類似事故發生。
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