引言（1）
北京燕山分公司炼油厂三催化装置投产于1998年6月，是当时国内最大的重油催化裂化装置，是炼油厂“九五”规划“腾飞工程”的重点建设项目。该装置的投产对消化重油，提高炼油厂的轻油收率起到关键作用，是炼油厂的主要效益增长点。1999年5月17日，该装置置发生一起污油储罐内浮船冲翻损坏事故，现将事故原因分析报道如下，并提出相应对策。
事故经过（2）
1999年5月17日10时10分，三催化装置第一再生器的半再生滑阀因仪表短路自动全关，造成催化剂循环中断，反应岗位切断进料，仪表工紧急抢修该滑阀。12时32分基本具备进料条件，提升管反应器开始进料，提加工量至150t/h。分馏塔顶油气分离罐D-201液面为70%，装置由分馏塔顶油气分离罐D-201开始向污油储罐区退轻污油，以85t/h轻污油量外送进入污油储罐，当时污油储罐液位为2548m。12时34分，提升管反应品进料量提到158t/h，分馏塔顶油气分离罐D-201液面升高到78.3%，由于分馏塔顶油气分离器D-201内液位较高，为防止污油随富气带入气压机，造成气压机损坏，开始从分馏塔顶油气分离器D-201内大量退轻污油，退轻污油量很快到提到181t/h。12时35分，提升管反应器进料量提到162t/h，分馏塔顶油气分离罐D-201液面为77.8%，装置由分馏塔顶油气分离罐退轻污油量为163t/h。12时40分，提升管反应器进料量提到165t/h，分馏塔顶油气分离罐D-201液面为75.6%，装置由分馏塔顶油气分离罐退轻污油量为163t/h。12时42分，提升管反应器进料量提到168t/h，分馏塔顶油气分离罐D-201液面为73.2%，装置由分馏塔顶油气分离罐D-201退轻污油量为72t/h。12时40分，污油储罐液位的计算机屏幕上的显示失灵（钢带尺连接在污油储罐内浮船上）污油罐区内可燃气体报警器全部报警。检测在距污油储罐30m范围内可燃气体浓度全部达到爆炸极限。及时启动污油储罐的消防喷淋设施，控制液化气的迅速扩散，停止污油储罐周围进行的各种现场作业，检测可燃气体扩散的周围环境，实行断路措施。13时40分，污油罐区内可燃气体浓度降低，可燃气体报警器停止报警。事后检查污油储罐内浮船已经全部冲翻、损坏。
技术分析（3）
2.1进料后油气分离罐外送轻污油量分析
提升管反应器进料后分馏塔顶油气分离罐D-201操作参数情况见表1：
表1 提升管反应器进料后分馏塔顶油气分离罐D-201操作参数情况
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时间 |
D-201温度/℃ |
D-201退污油量/t·h-1 |
D-201压力/MPa |
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27.5 |
0 |
0.0892 |
|
|
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 |
|
|
36.28 |
60 |
0.1105 |
|
|
50.1 |
31 |
0.0763 |
|
|
57.6 |
37 |
0.0863 |
|
|
57.14 |
40 |
0.0963 |
|
|
49.04 |
40 |
0.0963 |
*进料
12时32分，提升管反应器开始进料，分馏塔的一中段、二中段循环回流温度较低，无法充当吸收稳定系统的热源，稳定塔内事先已经引入瓦斯冲压，压力为0.5MPa，如果污油进吸收稳定系统，汽油中的液化气无法分离，决定由分馏塔顶油气分离罐D-201直接退入污油储罐内。12时32分~14时，提升管反应器进料由150t/h，提高到200t/h，粗气油生成量由60t/h，提高到88t/h，经分馏塔顶油气分离罐D-201外送轻污油量由85t/h，提高到163t/h，再后逐渐减少。由于短时间内（主要为12时32分~12时50分）装置外送轻污油量较大为149.5t，又由于分馏塔顶油气冷后温度低，仅为28.8~36.28℃，使得污油在D-201内分离时间短，轻污油中含有大量的液化气组分，无法迅速分离，造成大量液化气带入污油储罐内。轻污油进入污油储罐后，液化气组分迅速挥发，严重冲击铝制内浮船，造成污油储罐铝制内浮船严重损坏，大量液化气从污油储罐顶部挥发出来，事后经污油储罐检尺核量，污油储罐实际收到污油量为55.5t，在12时32分~14时间内，装置外送轻污油量为58t，其中有2.5t的液化气组分在污油的储罐顶部挥发。
2.2进料后油气分离罐操作温度分析
在催化开工提升管反应器进料时，分馏塔顶油气分离罐D-201温度为28.88℃；当大量退轻污油进污油储罐时，分馏塔顶油气分离罐D-201温度仅为30.1℃，实际分馏塔顶油气冷后温度控制指标为40～45℃。由于当时分馏塔顶油气分离罐D-201操作温度低于控制指标温度，液化气在分馏塔顶油气分离罐D-201无法尺快分离，致使大量液化气化气组分随轻污油带入污油储罐，进入污油储罐后液化气组分迅速气化，导致污油储罐内浮船严重损坏。
2.3进料后油气分离罐操作压力分析
在催化开工提升管反应器进料时，退轻污油进污油储罐，此时分馏塔顶油气分离D-201操作压为0.1105 MPa，大量轻污油由分馏塔顶油气分离罐D-201退入污油储罐后，此污油储罐为常压储罐，加剧了轻污油中的液化气组分进入污油储罐后迅速气化。
2.4催化开工时进料的原料组成比例分析
在提升管反应器进料前，D-201收污油较多，液位较高为70%，催化开工进料时的原料组成比例考虑不周全，当时开工进料的原料组成中蜡油组分为42%，渣油组分也为58%。提升管初始进料时，反应温度高，原料裂化充分，反应深度大，生成的轻组较多，导致分馏塔顶油气分离罐D-201液位迅速上升。为防止轻污油随富气带入气压机。造成气压机损坏的恶性事故，分馏岗位在短时间内向污油储罐大量退轻污油，致使大量液化气组分随轻污油带入污油储罐内。
2.5污油储罐为3000m3内浮船（铝质）储罐，当时环境温度为34℃，由于三催化生产装置油气分离罐D-201（压力为0.1105MPa、温度为29℃左右）外送轻污油中含有大量G4以下轻组分，在进入污油罐后，很快大量气化，又由于污油储罐的铝质浮船比铁制的内浮船轻，气化的压力严重冲击铝质的内浮向，造成铝质内浮船浮桶脱落，浮船严重破损。
预防措施（4）
3.1开工期间严格控制原料组成比例
改变开工期间提升管反应器进料的原料组成比例，蜡油组分比例由原来的42%，调整到38%，渣油组分比例由原来的58%，调整到62%。控制反应温度在530~535℃时进料，避免裂化充分，反应深度过大，产生轻组分过多，给分馏塔顶油气分离罐的操作带来压力。
3.2开工期间严格控制外送轻污油量
在催化开工过程中，提升管反应器进料后，随分馏塔内温度的逐渐升高，及时建立分馏系统二中段、一中段循环回流，启用稳定塔底重沸器和解析塔底重沸器，尽快给吸收稳定系统提供热源，将轻污油引入吸收稳定系统，减少分馏塔顶油气分离罐 D-201外送轻污油量，保证脱乙烷汽油进入稳定系统将液化气充分分离。
3.3开工期间严格控制油气分离罐液位
在催化开工提升管反应器进料之前，分馏塔顶油气分离罐D-201严格控制收污油量进行循环，液面控制指标为在50%~60%（原来液面控制指标为60%~70%）。
3.4开工期间严格控制油气分离罐操作温度
严格控制分馏塔顶油气冷后温度在控制指标40~45℃以内，在春、秋、冬季减少分馏塔顶油气冷却器（干、湿空冷器）开启的数量，在夏季增多开启上述冷却器并及时开启空冷喷水，满足控制指标要求，尽量按上限（45℃）控制，使轻污油中的液化气组分能够充分进行分离，防止退出装置的轻污油含有大量的液化气组分。
事故后通过采取上述措施，在1999年5月17日以后，三催化装置又经过了6次开、停工、均未造成类似事故发生。
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