戊烷油加氢装置HAZOP分析报告

目录中石化九江分公司戊烷油加氢装置工艺危害分析（HAZOP）报告中石化九江分公司炼油运行一部

.目录1前言 前言1.1简介根据中石化集团公司《关于加强HAZOP分析工作的通知》（集团工单安〔2015〕103号）和九江分公司《HAZOP分析实施方案》要求，炼油运行一部组织相关人员，于2016年11月14日至11月18日组织开展戊烷油加氢装置HAZOP分析工作。为了全面辨识装置存在的工艺危险与可操作性问题，采用HAZOP分析技术，全面识别装置潜在的工艺缺陷、工艺过程危险及操作性问题，并提出相应的建议措施；对识别出的危险，进行风险等级评估，使装置相关人员掌握该装置的整体风险情况。1.2分析范围HAZOP分析范围包括戊烷油加氢装置的加氢反应部分、精馏部分以及蒸汽部分正常运行阶段的危险分析。1.3分析目的对九江分公司戊烷油加氢装置进行系统的HAZOP分析，检查和确认装置存在的危险，全面、系统地找出工艺和操作上存在的问题，提出相应的工艺控制措施，确保该工艺安全平稳的运行。具体目的如下：辨识工艺设计存在的危险与可操作性问题；（2）辨识现有安全措施是否足以保证异常情况下工艺处于安全状态；（3）提出应增加的建议保护措施以降低系统的危害和（或）消除存在的可操作性问题。1.4分析依据本次开展HAZOP分析，所依据的资料主要包括：（1）戊烷油加氢装置管道和仪表控制流程图纸（P&IDs）；（2）戊烷油加氢装置工艺流程图（PFD）；（3）戊烷油加氢装置装置平面布置图；（4）戊烷油加氢装置工艺流程说明；（5）戊烷油加氢装置工艺技术规程；（6）戊烷油加氢装置岗位操作法；（7）戊烷油加氢装置工艺流程图册；（8）戊烷油加氢装置所含物质MSDS数据表；（9）戊烷油加氢装置设备台账；（10）戊烷油加氢装置事故统计资料；（11）危险与可操作性分析（HAZOP分析）应用导则（AQ/T3049-2013）；（12）危险与可操作性分析实施导则（Q/SH0559-2013）；（13）其他相关技术资料，如：管道规格书、安全阀计算书等。2分析方法2.1分析评估方法与原则采用“HAZOP+LOPA+风险矩阵”复合式风险分析、评估方法对石化炼油装置危险与可操作性进行评估，并结合中国石化HSE风险标准，对可能导致的事故场景的后果严重性及发生的可能性进行评估，在此基础上提出降低风险的措施。评估的流程见图2.1.1。偏差风险评估风险可接受？偏差风险评估风险可接受？更多场景？下一个场景结束否是否原因不利后果现有安全措施建议安全措施事故场景的背景与描述将原因作为事故场景的初始事件利用风险矩阵标准评估后果严重程度识别现有的安全措施是否为独立保护层（IPL）增加风险减缓措施使风险可容忍确定初始事件频率后果等级确定IPL的需求时的失效概率（PFD）计算事故场景的发生频率是不满足IPL定义的其他安全措施HAZOP分析LOPA+风险矩阵火灾或爆炸？是点火与人员暴露概率HSE风险矩阵标准HSE风险矩阵标准“HAZOP+LOPA+风险矩阵”复合式风险评估流程首先采用HAZOP分析技术，基于原工艺设计意图，针对工程设计与工艺要求的偏差，分析造成偏差的原因，偏差产生的后果、现有的安全措施，并确认P&ID中涉及的生产和操作维修方面的安全隐患。采用HAZOP分析进行危险识别，然后对识别出的危险进行风险评估，确定保护层分析的场景。然后，针对场景进行保护层分析，对分析结果通过风险评估进行风险决策。在此基础上，根据风险的大小和安全隐患，提出针对性的建议措施。主要原则如下：（1）HAZOP审查采用引导词方法进行，HAZOP审查程序执行中国石化企业标准《石油石化企业危险与可操作性分析实施导则》Q/SH0559-2013；（2）风险标准执行《HSE风险矩阵标准》Q/SH0560-2013；LOPA（3）严格执行国家、行业标准和集团公司管理规定，对确认的潜在安全风险，本着“最低合理可行”ALARP的原则，采取行之有效的措施，对风险进行管理与控制；（4）每个事故场景应有唯一的初始事件及其对应的单一后果；当同一初始事件导致不同的后果时，或多种初始事件导致同一后果时，应假设多个事故场景进行评估；（5）当事故场景为火灾爆炸时，需要考虑点火概率；当事故场景中涉及人员伤亡时，需要考虑人员暴露概率；（6）事故场景需要考虑以往事故案例；（7）初始事件的发生频率及保护措施的失效概率来自行业的统计数据，选择的失效率数据应具有行业代表性或能代表操作条件；2.2HAZOP分析方法危险与可操作性分析（HAZardandOPerabitlitystudy，缩写HAZOP）是一种用于辨识工艺缺陷、工艺过程危险及操作性问题的定性分析方法。HAZOP方法是基于这样一个基本概念，即各个专业、具有不同知识背景的人员组成的分析组一起工作比他们独自一人单独工作更具有创造性与系统性，能识别更多的问题。HAZOP分析是由各专业人员组成的分析组以一系列会议的形式对装置工艺过程的危险和操作性问题进行分析，HAZOP分析方法明显不同于其它分析方法，其它分析方法可由一个人单独完成，而HAZOP分析必须由不同专业组成的分析组来完成，该方法的精髓就在于发挥集体的智慧，具有分析全面、系统、细致等优势。2.2.1术语（1）分析节点指具有确定边界的设备（如两容器之间的管线）单元，对单元内工艺参数的偏差进行分析。（2）引导词用于定性或定量设计工艺指标的简单词语，引导识别工艺过程的危险（3）工艺参数与过程有关的物理与化学特性，包括概念性的项目如反应、混合、浓度、PH值及具体项目如温度、压力、相数及流量等。（4）偏差分析组使用引导词系统地对每个分析节点的工艺参数（如流量、压力等）进行分析发现的系列偏离工艺指标的情况；偏差的形式通常是“引导词+工艺参数”。（5）原因发生偏差的原因；一旦找到发生偏差的原因，就意味着找到了对付偏差的方法与手段，这些原因可能是设备故障、人为失误、不可预料的工艺状态（如组成改变）、外界干扰（如电源故障）等。（6）后果偏差所造成的结果。后果分析时假定发生偏差时已有安全保护系统失效；不考虑那些细小的与安全无关的后果。（7）保护措施指设计的工程系统或调节控制系统，用以避免或减轻偏差发生时所造成的后果（如报警、联锁、操作规程等）。（8）建议措施修改设计、操作规程、或者进一步进行分析研究（如增加压力报警、改变操作步骤的顺序）的建议。2.2.2分析程序HAZOP分析主要过程包括分析界定、分析准备、分析会议、分析报告及HAZOP分析结果关闭。（1）分析界定分析界定时要确定分析范围和目标，在确定分析范围时应考虑分析对象的界区范围，可用的资料及其详细准确程度，已开展过的工艺危害分析的范围等因素。在确定分析目标时应考虑分析目的，分析对象所处的系统生命周期阶段等因素。（2）组建HAZOP分析小组HAZOP分析小组可由下列人员组成，包括：HAZOP组长、记录员、设计人员、工艺工程师、设备工程师、仪表工程师、安全工程师、有经验的操作人员等。（3）分析准备分析准备包括以下内容：制定分析计划资料准备分析培训（4）分析会议HAZOP分析会议基本程序主要包括：分析项目概况介绍；划分节点；节点设计目的描述；确定偏差；分析偏差产生的原因；分析偏差导致的后果；分析现有的保护措施；评估风险等级；提出建议措施；重复以上步骤直到该节点所有偏差分析完毕；然后直到所有节点分析完毕。（5）分析报告HAZOP分析工作结束后，HAZOP组长应在记录员协助下及时对分析记录结果进行整理、汇总，形成HAZOP分析报告初稿。HAZOP分析的报告初稿完成后，应分发给小组成员审阅，HAZOP组长根据小组成员反馈意见进行修改。修改完毕，经所有小组成员签字确认后，形成HAZOP分析报告，提交给项目委托方、后续行动/建议的负责人及其他相关人员。（6）HAZOP审查和结果关闭HAZOP分析项目负责人应对HAZOP分析报告中提出的建议措施进行进一步的评估，并做出书面或电子邮件回复，对每条具体建议措施选择可采用完全接受、修改后接受或拒绝接受的形式。如果修改后接受或拒绝接受建议，或采取另一种解决方案、改变建议预定完成日期等，应说明原因，并形成文件并备案。2.3保护层分析（LOPA）方法LOPA分析是对装置保护措施的一次系统梳理，为每个独立保护层提供了更清楚的功能要求；以关注于事故场景的分析方法，分析更具针对性，更易理解，可以辨识出一些需要额外保护措施的场景；如果过程需要安全仪表功能，LOPA可以确定所需的安全仪表完整性水平；LOPA的分析结果可以帮助组织决定操作、维护以及相关培训的重点放在哪些防护措施上；LOPA可用于识别那些保证过程风险在企业风险容忍标准内的关键设备；LOPA可用于识别操作人员的关键安全行为和关键安全响应。2.3.1LOPA基本方法保护层分析(LOPA)技术是在危险识别的基础上，进一步评估事故场景中保护措施的有效性并进行风险决策的系统方法，其典型的分析过程见图2.3.1.1。图2.3.1.1典型的LOPA分析图（图中，IPL表示有效的独立保护层；PFD表示独立保护层的失效概率）LOPA典型分析步骤为：①识别后果，筛选场景；②选择一个原因/后果场景；③识别场景初始事件，并确定初始事件频率（次数/年）；④识别独立保护层（IPL），评估每个IPL的需求时的失效概率（PFD）；⑤计算初始事件减缓后的发生频率，根据后果和减缓后的发生频率评估场景风险；⑥进行风险决策。独立保护层（IPL）是指:能够阻止场景向不期望后果发展，并且独立于场景的初始事件或其它保护层的一种设备、系统或行动。要求时的失效概率（PFD）是指:系统要求独立保护层起作用时，独立保护层发生失效，不能完成一个具体功能的概率。2.3.2初始事件（IE）及发生频率初始事件指事故场景的初始原因，一般包括外部事件、设备故障和人员行为失效，在确定IE时，应遵循以下原则：（1）应对后果的原因进行审查，确保该原因为后果的有效IE；（2）应将每个原因细分为具体的失效事件，如“冷却失效”可细分为冷却剂泵故障、电力故障或控制回路失效；（3）当某种独立保护层处于高要求模式时,即对该独立保护层的要求频率大于1次/年或大于两倍的独立保护层检验测试频率，则应将该独立保护层故障作为一种初始事件，如BPCS中PIC故障、TIC故障、止回阀故障、压力调节器故障、呼吸阀故障等。初始事件发生频率取值应具有行业代表性。选择的失效率数据必须符合现场条件，包括设计规范、操作条件，基本测试和检查频率、员工和维护培训程序以及设备质量等。2.3.3使能条件使能条件指能够导致事故场景发生的必要条件；使能条件既不是一种失效事件，也不是一种保护层。它是由不直接导致事故场景的操作或条件构成，但是对于场景的继续发展，这些事件或条件必须存在或活动。使能条件使用概率值进行表达。使能条件概率与初始事件频率的乘积表示了导致不期望后果的异常条件每年发生的次数。对于与时间相关的过程危害或间歇过程、批处理过程中相关的危害进行LOPA分析时，需要考虑使能条件。使能条件运用规则如下：（1）大部分LOPA场景不考虑使能条件；（2）如果需要考虑使能调节，在每个事故场景中仅仅考虑一种使能条件；（3）使能条件概率值限制在0.1；（4）使能条件必须代表一个真实的风险降低因子，该风险降低应在整个运行期内均有效。工厂变更可能影响使能条件，这时必须进行重新评估，该评估应作为变更管理的一部分。2.3.4独立保护层（IPL）与要求时的失效概率独立保护层（IPL）应满足以下基本要求：（1）独立性：应独立于IE的发生及其后果；应独立于同一场景中的其它IPL。原则上IPL应在硬件方面的独立，以减少共因影响（2）有效性应能检测到响应的条件；在有效的时间内，应能及时响应；在可用的时间内，应有足够的能力采取所要求的行动。应满足所选择的PFD的要求。（3）安全性。应使用管理控制或技术手段减少非故意或未授权的变动。（4）变更管理。设备、操作程序、原料、过程条件等任何改动应执行变更管理程序，以满足变更后保护层的IPL要求。（5）可审查性。应有可用的信息、文档和程序可查，以说明保护层的设计、检查、维护、测试和运行活动能够使保护层达到IPL的要求。独立保护层识别原则及其失效概率见表2.3.4.1。表2.3.4.1独立保护层识别原则与PFD保护层作为IPL的要求IPL的PFD本质安全设计基本过程控制系统（BPCS）1、BPCS有两种功能可作为IPL连续控制回路：保持过程参数维持在规定的正常范围以内，防止IE发生后场景进一步演变；安全联锁回路：行动将导致停车，使过程处于安全状态。2、BPCS作为IPL的基本要求：——BPCS应与安全仪表系统（SIS）在物理上分离，包括传感器、逻辑控制器和最终执行元件；——BPCS故障不是造成IE的原因。0.1～0.01报警和人员响应关键报警与人员响应才能作为IPL，其条件必须满足：1、操作人员应能够得到采取行动的指示或报警；报警不仅仅来自BPCS或其他仪表系统，也可通过现场采样方式。当触发信号来自检查或现场采样，则需要规定现场检查和现场采样程序及其频率。2、应有书面的操作指南说明当条件偏离了许可范围时如何处理。3、操作者响应要有足够的时间，完成所要求的动作。4、有清晰的程序说明操作者的响应动作。响应任务简单、步骤清晰，很少的判断或计算。5、操作者经过该响应任务的培训。6、该响应任务不会使操作者处于危险的环境。0.1～0.01安全仪表功能（SIF）1、安全仪表功能SIF在功能上独立于BPCS。SIL分级可见GB/T21109。2、SIF的规格、设计、调试、检验、维护和测试应按GB/T21109的有关规定执行。10-1>SIL1≥10-210-2>SIL2≥10-310-3>SIL3≥10-4物理保护1、提供超压保护，防止容器的灾难性破裂。1～0.001泄漏、扩散火灾爆炸减缓措施1、危险物质释放后，用来降低事故后果（如大面积泄漏扩散、受保护设备和建筑物的冲击波破坏、容器或管道火灾暴露失效、火焰或爆轰波穿过管道系统等）的保护设施。1～0.01注：对于所有的保护层，作为IPL应满足以下要求：①立保护等安全保护措施等要符合现行的设计、安装和运行标准；②要有合适的检测、测试和维护程序；③发现或诊断出失效后应及时进行修复；④应有严格的变更管理程序。2.4风险标准风险存在于企业的一切活动中，事故是风险失去控制的结果，在生产过程中，如何正确进行风险分析和风险评估至关重要。一个系统要想尽可能的找出所有的潜在危险，并且确定它的危险等级，就需要一种适合企业自身的风险分析方法。目前，国际上最常用的风险评估方法为风险矩阵。不同的国家、不同的企业、不同的系统采用的风险矩阵不尽相同，通常根据实际情况，把后果和可能性进行等级划分，并把风险矩阵分为不同风险区域，然后根据相应的风险采取不同的措施，使风险降低到可接受风险区域。2.4.1HSE风险矩阵标准风险评估标准采用中国石化企业标准《HSE风险矩阵标准》（Q/SH0560-2013）。风险矩阵标准中：（1）风险矩阵中后果分为人员伤害、财产损失、环境影响和声誉影响四类，每类后果按照其严重性从低到高依次分为5个等级。事故直接经济损失计算按照《中国石化安全事故管理规定》的相关规定执行。（2）风险矩阵后果发生的可能性，按照事故发生频率从低到高依次分为6个等级。（3）风险分为严重高风险、高风险、中风险和低风险四个等级；当风险处于D4和E3区域时，如果发生人员死亡，则风险等级为高风险；如果发生财产损失、环境污染和声誉影响，则风险等级为中风险；《HSE风险矩阵标准》（Q/SH0560-2013）见表2.4.1.1。表2.4.1.1HSE风险矩阵标准（Q/SH0560-2013）风险矩阵可能性—半定量（次/年）10-5～10-610-4～10-510-3～10-410-2～10-310-1～10-2≥10-1严重性后果可能性—定性人员伤害财产损失环境影响声誉影响123456世界范围内未发生过世界范围内发生过/石油石化行业内未发生过石油石化行业发生过/世界范围内发生过多次系统内发生过/石油石化行业发生过多次本企业发生过/系统内发生过多次作业场所发生过/本企业发生过多次A急救处理；医疗处理，但不需住院；短时间身体不适事故直接经济损失在10万元以下装置内或防护堤内泄漏，造成本装置内污染企业内部关注；形象没有受损A1A2A3A4A5A6B工作受限；1~2人轻伤事故直接经济损失10万元以上，50万元以下；局部停车排放很少量的有毒有害污染废弃物，造成企业界区内污染，没有对企业界区外周边环境造成污染社区、邻居、合作伙伴影响B1B2B3B4B5B6C3人以上轻伤，1~2人重伤（包括急性工业中毒，下同）；职业相关疾病；部分失能事故直接经济损失50万元及以上，200万元以下；1-2套装置停车见表A.1本地区内影响；政府介入，公众关注负面后果C1C2C3C4C5C6D1~2人死亡或丧失劳动能力；3~9人重伤事故直接经济损失200万元以上，1000万元以下；3套及以上装置停车见表A.1国内影响；政府介入，媒体和公众关注负面后果D1D2D3D4D5D6E3人以上死亡；10人以上重伤事故直接经济损失1000万元以上；失控火灾或爆炸见表A.1国际影响E1E2E3E4E5E6表A.1环境影响后果严重性等级划分后果严重性等级说明C环境影响：—因污染物排放造成企业界区外轻微污染，不会使当地群众的正常生活受到影响；—发生在江、河、湖、海等水体及环境敏感区的油品泄漏量在1吨以下或发生在非环境敏感区的油品泄漏量10吨以下；—危险化学品以污水形式排出厂界，其危险物质相对环境风险数小于或等于40。D环境影响：—因污染物排放造成企业界区外中等污染，使当地群众的正常生活受到影响；引起公众投诉；—发生在江、河、湖、海等水体及环境敏感区的油品泄漏量在1吨以上10吨以下；或发生在非环境敏感区的油品泄漏量10吨以上100吨以下；—危险化学品以污水形式排出厂界，其危险物质相对环境风险数40~80（不含40和80）；E环境影响：—因污染物排放造成企业界区外严重污染，使当地群众的正常生活受到严重影响；引起企地纠纷，影响企地的社会安定；—发生在江、河、湖、海等水体及环境敏感区的油品泄漏量在10吨以上；或发生在非环境敏感区的油品泄漏量100吨以上；—危险化学品以污水形式排出厂界，其危险物质相对环境风险数大于或等于80；—因环境污染造成水源地取水中断；造成区域生态功能部分丧失；造成国家重点保护的动植物物种受到破坏或大量死亡的；—跨国（界）的环境事件。不同等级风险的安全要求：（1）严重高风险：对建设项目，应在设计阶段根据ALARP原则将风险降低到可接受风险区域，并在开车前进行确认。对在役装置，企业应立即采取措施将风险降低到可接受风险区域。（2）高风险：对建设项目，应执行严重高风险的安全要求；对在役装置，企业应采取措施将风险降低到可接受风险区域。对不能及时消除的高风险，应提出充分的风险控制措施，并落实相应的责任人和完成时间，并最终根据ALARP原则将风险降低到可接受区域。（3）中风险：企业应按照实际情况，根据ALARP原则采取措施尽可能降低风险；当无法降低风险，企业应制定风险管理措施，防止风险进一步升级。（4）低风险：应按照中国石化HSE管理体系要求，保证其各项安全措施有效运行，防止风险进一步升级；后果处于D级和E级时，企业应完善风险管理措施，防止D级和E级的事故发生2.4.2风险控制的ALARP原则ALARP原则指在当前的技术条件和合理的费用下，对风险的控制要做到在合理可行的原则下“尽可能的低”。按照ALARP原则，风险区域可分为：（1）不可接受的风险区域，指高风险和严重高风险区域。在这个区域，除非特殊情况，风险是不可接受的。（2）允许的风险区域，指中风险区域。在这个区域内必须满足以下条件之一时，风险才是可允许的：在当前的技术条件下，进一步降低风险不可行；降低风险所需的成本远远大于降低风险所获得的收益。（3）广泛可接受的风险区域，指低风险区域。在这个区域，剩余风险水平是可忽略的，一般不要求进一步采取措施降低风险。允许的风险区域，但需满足以下条：在当前的技术条件下，进一步降低风险不可行或降低风险所需的成本远远大于降低风险所获得的收益广泛可接受的风险区域允许的风险区域，但需满足以下条：在当前的技术条件下，进一步降低风险不可行或降低风险所需的成本远远大于降低风险所获得的收益广泛可接受的风险区域中风险低风险不可接受的风险区域高风险、严重高风险图2.4.2.1ALARP原则如果风险处于高风险及以上区域，则该风险是不可接受的，应把它降低到可接受风险的区域。在广泛可接受的低风险区域，不需要进一步降低风险，但有必要保持警惕以确保风险维持在这一水平。3戊烷油加氢装置介绍3.1戊烷油加氢装置概况戊烷油加氢装置由1#芳烃抽提装置溶剂油系统改造而来，2013年10月25日开始破土动工，2014年3月20日一次投产成功，生产出合格的精制戊烷油产品。戊烷油加氢装置改造主要利用1#芳烃装置溶剂油系统进行改造，改造项目主要包括：新增进料缓冲罐V4101、分馏塔T408、分馏塔重沸器E426、分馏塔底冷却器E422、原料/产品热交换器E423、分馏塔顶冷却器E424、套管换热器E425、分馏塔回流罐V408、减温减压器；原料泵P408A/B、回流泵P410A/B、反应进出口换热器E409、反应进料加热器E410、反应产物冷却器E411、高压气液分离器V407、蒸汽扩容器V452为利旧设备。（1）装置本次改造后，所得精制戊烷油产品（≤100mgBr/100g）。（2）所得精制戊烷油产品C6及C6以上组成合计<1.5%。（3）所得精制戊烷油产品C5组成合计>98%。3.2装置工艺流程简述戊烷油蒸馏装置工艺流程如下图3.2.1所示。装置由加氢反应部分、精馏部分以及蒸汽部分等组成。图3.2.1戊烷油加氢装置工艺流程3.2.1加氢反应部分原料罐V4101油来自连续重整戊烷油，进料由FIC821控制，进料量一般为6t/h～17t/h。原料罐V4101压力由PIC802控制，压力低于操作值，则需向V4101氮气，压力高于操作值，则通过PIC802排至低瓦，PIC802一般控制在0.1MPa～0.45MPa。反应进料泵P408AB入口来自原料罐V4101底油，升压后，与新氢混合后经E409壳层一块进入反应系统中，与反应产物换热后，再经加热器E410加热，E410由1.0MPa蒸汽加热，进入反应器R401内进行反应。反应产物经E409与反应进料换热后，进入冷却器E411壳层，再进入高分罐V407进行气液分离器。3.2.2精馏部分生成物自V407来，经换热器E423进分馏塔T408进行分馏。T408顶温由回流控制，塔底热源来自重沸器E426。T408顶气相部分经水冷器E424冷却后，进入到回流罐V408，V408顶部在压控PIC802控制下与高分气一块进入连续重整C202进行回收，PIC802一般控制在0.8MPa～1.05MPa。V408液相进入P410入口，全部作为回流，根据V408液位高低调整回流量。塔底温度由塔底重沸器E426蒸汽流量控制，温度低则提高重沸器E426前蒸汽流量，E426热源来自减温减压器产生的中压蒸汽。塔底馏分进入汽油线，脱除进料中的C6组分，确保精制戊烷油C6含量达标。产品从第5块塔盘抽出，经E423与塔进料换热后，再经E422冷却，经产品线进入8#罐区。3.2.3蒸汽部分3.5MPa蒸汽经减压器作用后与高压除氧水混合作为T408底重沸器加热蒸汽，蒸汽换热后经V452分液罐分液，分出来的气相进1.0MPa蒸汽管网，液相作为凝结水进凝结水管网。4戊烷油加氢装置HAZOP分析4.1HAZOP培训开始HAZOP分析之前，对戊烷油加氢装置相关技术人员开展了工艺危害分析技术培训，主要培训内容包括：（1）工艺安全管理介绍了工艺安全管理的由来和国内外应用现状及发展趋势，并对工艺安全管理的各个要素，如工艺安全信息、工艺危害分析、操作程序、机械完整性、变更管理、动火作业许可、应急预案与应急响应等，结合具体事故案例进行了深入阐述。（2）HAZOP分析技术介绍了HAZOP分析技术在国内外的应用情况和HAZOP分析的具体工作流程，对HAZOP分析准备、分析会议、报告编制、后续跟踪与审核进行了重点介绍。结合具体案例，开展了HAZOP分析案例练习。（3）LOPA技术介绍了LOPA技术在国内外的应用情况和LOPA的具体工作流程，结合具体案例，开展了LOPA案例练习。风险矩阵标准介绍了国内外各大石化公司使用的风险矩阵，对中国石化《HSE风险矩阵标准》进行详细阐述。4.2HAZOP分析小组根据HAZOP分析对分析小组成员的要求，经中国石化股份有限公司九江分公司炼油运行一部相关人员协商，分析小组由中国石化股份有限公司九江分公司戊烷油加氢装置的相关技术人员和检安公司仪表维护班仪表工组成，由运行部安全总监陈义发担任HAZOP分析组长，于2016年11月14日至11月18日在运行部会议室进行了戊烷油加氢装置的HAZOP分析工作，共5个工作日。HAZOP分析小组成员组成见表4.2.1。表4.2.1HAZOP分析小组人员组成姓名专业职务单位陈义发HAZOP组长九江分公司炼油运行一部张先平生产部长九江分公司炼油运行一部张志良工艺员/助理工程师九江分公司炼油运行一部刘国林安全员/助理工程师九江分公司炼油运行一部彭小峰设备员/工程师九江分公司炼油运行一部占春林仪表维护/技师九江检安公司仪表车间4.3HAZOP分析所用的图纸本次HAZOP分析所用的图纸情况见表4.3.1：表4.3.1HAZOP分析图纸情况序号图纸内容1名称中国石油化工股份有限公司九江分公司戊烷油加氢装置工艺管道及仪表流程图2文件号13Q-C04-艺1/2、13Q-C04-艺1/4等3张数44.4HAZOP分析节点划分本次HAZOP分析依据分析对象的实际情况，共划分分析节点3个，划分情况见表4.4.1。表4.4.1HAZOP分析节点划分序号节点图纸1加氢反应部分13Q-C04-艺1/32精馏部分13Q-C04-艺1/43蒸汽部分13Q-C04-艺1/24.5HAZOP分析使用的偏离HAZOP分析使用的偏离说明见表4.5.1。表4.5.1偏离说明序号偏离说明1流量无/少流量比设计/操作要求少或没有流量2流量多流量比设计/操作要求多3流量相反流量沿设计或操作目标相反的方向4流量异常流量未按正确的设计或操作目标方向5温度过低温度比设计/操作要求低6温度过高温度比设计/操作要求高7压力过低压力比设计/操作要求低8压力过高压力比设计/操作要求高9液位过低液位比设计/操作要求低或没有液位10液位无液位比设计/操作要求低或没有液位11液位过高液位比设计/操作要求高12界位高低界位比设计/操作要求高或低13组分变化物料污染/组分变化可能引发的安全问题14腐蚀腐蚀可能引发的安全问题15仪表仪表故障导致的安全问题16静电设备运转产生静电对人员影响17振动/噪音设备运转对环境的影响18破裂/泄漏设备管道泄漏19维护维护过程可能导致危害、生产延误及财产损失20开停车开停车操作可能导致危害、生产延误及财产损失21公用工程失效公用工程失效导致的安全问题22采样人员采样异常导致的安全问题23图纸图纸错误24布置位置设计/操作要求对人员影响25以往事故以往事故导致的安全问题26其他其他因素4.6HAZOP分析进度本次HAZOP分析会议每个阶段的时间和开展的内容见表4.6.1。表4.6.1HAZOP分析进度表序号阶段内容用时1分析前培训HAZOP分析方法、HAZOP规则说明32节点分析对节点1~3节点进行HAZOP分析173建议措施确认对HAZOP分析提出的建议措施进行确认24HAZOP报告完成HAZOP分析报告的编制85分析结果本次HAZOP分析对戊烷油加氢装置进行了3个节点划分，对其17个偏差进行HAZOP分析，提出建议措施1条。5.1HAZOP分析记录表中国石化股份有限公司九江分公司戊烷油加氢装置HAZOP分析记录表见附录2，分析依据的PID图见附录3。5.2HAZOP分析提出的建议措施本次HAZOP分析提出了建议措施3项。HAZOP分析小组就所有的建议进行了充分的讨论，最终与会者达成一致意见，形成了装置HAZOP分析建议措施汇总表，见表5.2.1。表5.2.1戊烷油加氢装置分析建议措施汇总表序号节点编号P&ID图号问题（风险）描述建议措施1113Q-C04-艺1/3原料波动大，当原料流量偏低时，装置需改大循环生产，在保证反应最低流量时，存在循环量偏低，造成原料罐V4101液位低，甚至导致反应进料泵P408抽空损坏，装置停工。建议在大循环线上增加一组控制阀，方便流量不足时操作人员操作。2213Q-C04-艺1/4T408液位过低后，再沸器E426单程受热，而2.5MPa蒸汽温度较高，易造成换热器泄露。建议将T408重沸器加热蒸汽由2.5MPa蒸汽改为1.0MPa蒸汽。3213Q-C04-艺1/4V408温度上升后，气相至连续重整带液增加，影响设备运行。建议E424抽芯清洗，更改循环水出入线。6HAZOP分析建议措施落实情况HAZOP分析小组在分析会议上就提出的建议措施，明确了具体的责任方，由责任方对建议措施进行落实。中国石化股份有限公司九江分公司在HAZOP分析结束后，将负责对相关的建议进行响应，如果因任何原因导致建议不能实施，需要记录理由。对所接受的建议制定下一步行动计划，保证所有建议都落实。因此所有的理由和行动计划都应该存档以备今后HAZOP管理。中国石化股份有限公司九江分公司HAZOP分析建议措施落实方案见表6.1。表6.1戊烷油加氢装置HAZOP分析建议措施落实情况序号节点编号P&ID图号问题（风险）描述建议措施最终风险是否采纳落实方案1113Q-C04-艺1/3原料波动大，当原料流量偏低时，装置需改大循环生产，在保证反应最低流量时，存在循环量偏低，造成原料罐V4101液位低，甚至导致反应进料泵P408抽空损坏，装置停工。建议在大循环线上增加一组控制阀，方便流量不足时操作人员操作C5√已列入2017年大检修计划2213Q-C04-艺1/4T408液位过低后，再沸器E426单程受热，而2.5MPa蒸汽温度较高，易造成换热器泄露。建议将T408重沸器加热蒸汽由2.5MPa蒸汽改为1.0MPa蒸汽。C5√已列入2017年大检修计划3213Q-C04-艺1/4V408温度上升后，气相至连续重整带液增加，影响设备运行。建议E424抽芯清洗，更改循环水出入线。C5√已列入2017年大检修计划备注：“是否采纳”列中，√表示采纳，×表示未采纳。附录1HAZOP分析会人员签到表附录2戊烷油加氢装置HAZOP分析记录表节点编号1节点名称加氢反应部分图纸号13Q-C04-艺1/3节点描述原料罐V4101油来自连续重整戊烷油，进料由FIC821控制，进料量一般为6t/h～17t/h。原料罐V4101压力由PIC802控制，压力低于操作值，则需向V4101氮气，压力高于操作值，则通过PIC802排至低瓦，PIC802一般控制在0.1MPa～0.45MPa。反应进料泵P408AB入口来自原料罐V4101底油，升压后，与新氢混合后经E409壳层一块进入反应系统中，与反应产物换热后，再经加热器E410加热，E410由1.0MPa蒸汽加热，进入反应器R401内进行反应。反应产物经E409与反应进料换热后，进入冷却器E411壳层，再进入高分罐V407进行气液分离器。模板/工具分析时间：序号偏差详细偏差原因后果初始

风险保护措施点火概率人员暴露概率未考虑SIF

发生频率未考虑SIF的风险最终风险建议措施BPCS调节控制或机械调节BPCS安全联锁或机械联锁关键报警与人员响应安全仪表功能物理保护泄漏扩散火灾爆炸减缓措施其他保护措施1流量无/少原料油进装置流量低1.上游装置来的原料油流量低或无；原料罐V4101液位低，长时间易造成装置改大循环生产；严重时，反应进料泵P408抽空损坏，装置停工1.原料罐液位LIC801设有低位报警；

2.原料流量FIC823设有低位报警建议在大循环线上增加一组控制阀，方便流量不足时操作人员操作1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.流量控制阀FIC823故障关小；原料罐V4101液位低，长时间易造成装置改大循环生产；严重时，反应进料泵P408抽空损坏，装置停工1.原料罐液位LIC801设有低位报警；

2.原料流量FIC823设有低位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5反应进料泵出口流量小1.反应进料泵故障易造成反应器超温、停工1.反应进料FIC821设置低位报警；

2.反应器床层温度设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.反应进料控制阀FIC821控制阀故障关小易造成反应器超温、停工1.反应进料FIC821设置低位报警；

2.反应器床层温度设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52流量多原料油进装置流量过高1.上游装置来料上升造成低瓦管线带油1.原料罐液位LIC801设有高位报警；

2.原料流量FIC823设有高位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.流量控制阀FIC823故障开大；造成低瓦管线带油1.原料罐液位LIC801设有高位报警；

2.原料流量FIC823设有高位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4反应进料泵出口流量大流量控制阀FIC821故障开大；反应进料泵过载损坏，严重时导致装置停工反应进料FIC821设置高位报警；1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5E410加热蒸汽流量大流量控制阀FIC822故障开大；造成反应系统超温，严重时易造成设备泄漏蒸汽流量FIC822设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C53液位过高原料罐V4101液位高1.原料油流量上升造成低瓦管线带油原料罐液位LIC821设高位报警，原料进料流量FIC823设高位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.反应进料流量过小造成低瓦管线带油原料罐液位LIC821设高位报警，反应进料流量FIC821设低位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C44液位过低原料罐V4101液位低1.原料油流量下降反应进料泵抽空损坏原料罐液位LIC821设低位报警，原料进料流量FIC823设低位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.反应进料流量过大流量过大易造成机泵过载损坏原料罐液位LIC821设低位报警，反应进料流量FIC821设高位报警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B55压力过高原料罐压力高密封气流量或压力过大V4101压力升高，超压，设备损坏，物料泄漏原料罐V4101压力PIC821设高位报警V4101设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4压控阀PIC821故障开大V4101压力升高，超压，设备损坏，物料泄漏原料罐V4101压力PIC821设高位报警V4101设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C46组分变化原料中烯烃含量上升易造成反应器内烯烃饱和反应加剧，导致反应器超温反应器超温，严重时引起泄漏反应器出口温度TI803设置高位报警1.0E-02CC51.0E-011.0E-03C4C47温度过高反应温度TIC801过高TIC801故障开大反应器超温，严重时引起泄漏反应温度TIC801设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5

节点编号2节点名称精馏部分图纸号13Q-C04-艺1/4节点描述生成物自V407来，经换热器E423进分馏塔T408进行分馏。T408顶温由回流控制，塔底热源来自重沸器E426。T408顶气相部分经水冷器E424冷却后，进入到回流罐V408，V408顶部在压控PIC802控制下与高分气一块进入连续重整C202进行回收，PIC802一般控制在0.8MPa～1.05MPa。V408液相进入P410入口，全部作为回流，根据V408液位高低调整回流量。塔底温度由塔底重沸器E426蒸汽流量控制，温度低则提高重沸器E426前蒸汽流量，E426热源来自减温减压器产生的中压蒸汽。塔底馏分进入汽油线，脱除进料中的C6组分，确保精制戊烷油C6含量达标。产品从第5块塔盘抽出，经E423与塔进料换热后，再经E422冷却，经产品线进入8#罐区。模板/工具分析时间：序号偏差详细偏差原因后果初始

风险保护措施点火概率人员暴露概率未考虑SIF

发生频率未考虑SIF的风险最终风险建议措施BPCS调节控制或机械调节BPCS安全联锁或机械联锁关键报警与人员响应安全仪表功能物理保护泄漏扩散火灾爆炸减缓措施其他保护措施1流量无/少V407减油流量少或无1.V407液位空T408空塔，E406单程受热，造成E426泄露V407液位LIC801设置低位报警，减油流量FIC803设置低位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.FIC803故障关小T408空塔，E406单程受热，造成E426泄露减油流量FIC803设置低位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5回流流量少或无1.V408液位低回流泵喘震，设备损坏V408液位LIC802设置低位报警，回流流量FIC_807设置低位报警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B52.FIC_807故障关小回流泵喘震，设备损坏回流流量FIC_807设置低位报警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B5尾氢流量少或无1.连续重整新氢机备压高V408超压泄露，发生着火事故流量FI825设置低位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.PIC802故障关小V408超压泄露，发生着火事故流量FI825设置低位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42流量多V407减油流量多FIC803故障开大V407液位减空，造成高压串低压V407液位LIC801设置高位报警，减油流量FIC803设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5回流流量少或无1.V408液位低回流泵喘震，设备损坏V408液位LIC802设置低位报警，回流流量FIC_807设置低位报警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B52.FIC_807故障关小回流泵喘震，设备损坏回流流量FIC_807设置低位报警1.0E-01BB61.0E-011.0E-02B5B5尾氢流量少或无1.V408尾氢至连续重整流程后路不通V408超压泄露流量FI825设置低位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.PIC802故障关小V408超压泄露流量FI825设置低位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C43压力过高V407压力高1.V407尾氢至连续重整流程后路不通压力容器超压，易损坏V407压力PIC801设有高位报警V407压控管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.V407压控阀PIC801故障关小压力容器超压，易损坏V407压力PIC801设有高位报警V407压控管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4T408压力高T408顶至V407段管线不同压力容器超压，易损坏T408压力PIC822设有高位报警T408设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4V408压力高1.V408尾氢至连续重整流程后路不通压力容器超压，易损坏V408压力PIC802设有高位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.V408压控阀PIC802故障关小压力容器超压，易损坏V408压力PIC802设有高位报警T408顶至V408段管线上设有安全阀1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C44液位过高V407液位高1.V407与V408的压差变小，V407减油流量下降V407内存油满至连续重整压缩机内，造成设备损坏V407液位LIC801设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C52.FIC803故障关小V407内存油满至连续重整压缩机内，造成设备损坏V407液位LIC801设置高位报警1.0E-01CC61.0E-011.0E-02C5C5T408液位高1.FIC824_1故障关小T408满塔导致V408气相带油，影响低瓦管网安全运行T408液位LI822设高位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C42.T408塔底温度降低，塔底戊烷油气化流量降低T408满塔导致V408气相带油，影响低瓦管网安全运行T408液位LI822设高位报警，塔底温度TI825设置低位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E-011.0E-011.0E-03C4C4V408液位高FIC_807故障关小V408内存油满至低瓦管网，造成低瓦管线带油V408液位LIC802设置高位报警，回流流量FIC_807设置低位报警设有低瓦分液罐1.0E-01CC61.0E