化工装置区论文（精选10篇）
化工装置区论文 第1篇
关键词：化工装置区,干粉灭火器,配置优化
前言
化工场所生产、储存、使用大量的易燃易爆物质,存在较大的火灾爆炸风险,一般配置干粉灭火器应对初期火灾。由于干粉灭火器灭火级别不连续,国标《建筑灭火器配置规范》中原有的灭火器配置计算方法存在优化空间。
1. 灭火器配置数量优化方法
化工工艺装置区主要包括工艺管线、储罐、反应容器等主要装置,根据装置区面积、危险等级、火灾类型等参数,计算其灭火级别。
式①中,K为综合调整系数;S为计算单元保护面积,U为单位灭火级别保护面积。按照《建筑灭火器配置设计规范》(GB50140)中的条文补充说明,保护面积按建筑面积计算。
下面从灭火器保护距离、单具灭火器最小灭火级别、灭火器最低配置基准、总费用四个角度综合研究得出多解方程最优解。
(1)从灭火器保护距离角度计算
按照《建筑灭火器配置设计规范》(GB50140)要求,火灾区域的每个点均应处于灭火器最大保护距离之内,对于设置点数并无明确的计算方法。经过分析,每个保护区域至少要设置一个灭火器设置点,才能保证覆盖到站场各角落,见图1。
对于一个固定计算单元,X和Y值均为固定值,S值由灭火器型号决定。将不同级别灭火器保护距离带入,得到多解方程式②。
式②中,表示小数部分向上取整;变量S为最大保护距离;X为计算单元横向长度;Y为计算单元纵向长度;横向需要设置的点数区间应为,纵向为。
(2)从单具灭火器最小灭火级别角度计算
在式①计算出单元灭火级别的基础上,按照不同灭火器的灭火级别,将ABC1型、ABC2型、ABC3型、ABC4型灭火器灭火级别分别带入,得到多解方程式③。
(3)从灭火器最低配置基准角度计算
按照《建筑灭火器配置设计规范》(GB 50140)要求,计算单元内的灭火器需要符合配置基准,见表1。
(4)从总费用角度计算
配置所有灭火器的费用:(第k类灭火器的单价*N)…④
式④中,总共有n项,N表示第k类干粉灭火器的数量。
(5)多解方程最优解计算
通过以上分析,根据不同情况,结合各种费用计算方法,利用式①、②、③,计算得出多解方程最优解。
首先,配置的干粉灭火器需要满足表1要求。其次,配置数量与点数比较。因灭火器配置数量必须大于等于灭火器设置点的数量以及规范中每个设置点数配置数量小于等于5具的要求,应有N3数值介于N2~5N2之间。若N3小于N2说明,灭火器配置规格过大,在满足设置点数的条件下,配置的灭火器级别必然超过站场灭火级别,存在配置浪费情况,此时的灭火器级别不建议选取,如必须在此区间取值,则应选择等于N2值。若N3大于5N2,说明选取的灭火器配置级别过低,会出现一处地点灭火器配置多于5具的情况,则不应选取。当N3数值介于N2~5N2之间时,则为符合要求区间。如果仅存在一个解,则为最优解,否则需要参考灭火器价格用式④来计算最优解。
2. 灭火器配置数量优化实例
以某化工装置区为例,实际配有5Kg干粉灭火器10具、10Kg干粉灭火器11具、20Kg干粉灭火器4具、50Kg干粉灭火器2具,该计算单元是露天高危B类火灾场所,尺寸X、Y分别为50m×50m,K取0.3。将不同级别灭火器灭火级别和保护距离代入式①、②、③、④,经计算得到多个解,见表2。
化工装置工程收尾与试车 第2篇
课程的主要内容是：工程收尾、检查与试车是装置施工建设到正常生产运行的过程中间所需要经过的过度时期，按时间划分可以分为5个阶段，本课介绍各阶段的工作内容和要求，以及贯穿其中三个阶段“三查四定”工作的方法和要求。
一、首先介绍的是两个概念
1、“三查四定”：（三查即查设计漏项、查工程质量及隐患、查未完工程量；四定即对检查出来的问题定任务，定人员，定措施，定时间限期完成）、工程即将竣工前，要进行设计、施工质量大检查，组织施工、设计、生产单位，发动所有人员，按专业、分工号开展“三查四定”。
“三查四定”检查又可分为三个阶段进行，即单机试车之前，全系统联动试车之前，化工投料试车之前。业主要组织生产人员早上岗，及早发现问题，提出问题。主动配合施工单位搞好工程扫尾。
通过审查并完善图纸设计不仅能满足实际使用，还会减少竣工后的返工费用。
Not only will it meet the real usage, but also reduce the cost ofrepeated work by checking and correcting the design, 通过审查工程量来判定施工单位有无施工漏项。It should be confirmed that if there is some omission of construction by checking the quantity of project.通过审查隐蔽验收，减少工程隐患。由三查出来的问题，后面确定四定的内容： 定任务：或是整改，或是增加；
定时间：在什么时候完成工作量增加施工单位的压力； 定人员：人员保证是时间保证的第一要素；
定措施：对于由于施工单位自己的原因造成的，需要确定施工措施来保证工程的质量和进度。
2、一次试车成功：化工投料试车一次成功的标准是：从生产原料投入装置到产出合格的最终产品全过程，试车不中断，不发生重大事故，一次出合格产品，实现试车最佳方案，经过一定时间的运行调整达到各项设计（合同）指标。
我们的工作目标就是一次试车成功。
二、工程收尾与试车的阶段划分
1、系统清洗、吹扫、气密
2、设备单体式车和工程中间交接
3、联动试车
4、投料试车
5、生产考核
三、各阶段工作内容和要求
1、系统清洗、吹扫、气密
1.1系统清洗、吹扫、气密由生产单位编制方案，施工、生产单位实施，并最终由生产单位确认。
1.2系统清洗、吹扫、气密要严把质量关，使用的介质、流量、流速、压力等参数及检验方法，必须符合设计和规范的要求、引进装置应达到外商提供的标准。
系统吹扫时，严禁不合格的介质进入机泵、换热器、冷箱、塔、反应器等设备，管道上的孔板、流量计、调节阀、测温元件等在化学清洗或吹扫时应予拆除，焊接的阀门要拆掉阀芯或全开。
1.3氧气管道、高压锅炉（高压蒸汽管道）及其它有特殊要求的管道、设备的吹扫、清洗，应按有关规范进行特殊处理。吹扫清洗结束后，交生产单位进行冲氮或其它介质保护。
2、设备单体式车和工程中间交接 2．1单机试车应具备下列条件：
2．1．1单机传动设备（包括辅助设备）经过详细检查，润滑、密封油系统已完工，油循环达到合格要求；施工记录等技术资料符合要求，经“三查四定”检查已确认，存在问题已消除（引进装置要经过现场外籍专家确认）；
2．1．2单机试车有关配管已全部完成； 2．1．3试车有关的管道吹扫、清洗、试压合格； 2．1．4试车设备供电条件已具备，电器绝缘试验已完成； 2．1．5试车设备周围现场达到工完料净场地清； 2．1．6试车方案和有关操作规程已审批和公布；
2．1．7．试车小组已经成立，试车专职技术人员和操作人员已经确定；
2．1．8试车记录表格已准备齐全。
工程中间交接标志着工程施工安装的结束，由单机试车转入联动试车阶段，是施工单位向建设单位（生产）办理工程交接的一个必要程序。中间交接只是装置保管、使用责任的移交，不解除施工单位对工程质量、竣工验收应负的责任。
工程中间交接后，工程管理部门对工程继续负责，直至竣工验收。中间交接资料应保证质量，完整准确，达到规范要求。经资料审查、扫尾试车合格后应办理中间验收交接手续，明确双方责任，或按承包合同规定内容办理。具体概括为“九完”“五交”： 九完：
1、工程按设计文件规定的内容施工完；
2、3、工程质量初评合格；
工艺管道、动力管道的耐压试验合格，系统清洗、吹扫、气密合格，保温基本完；
4、静设备强度试验、无损检测、清扫合格；
5、6、动设备单机试车合格（需实物料或特殊介质而未试车者除外）； 大型机组用空气、氮气或其它介质负荷试车合格，机组保护性和报警等自控系统调试联校合格；
7、8、装置电气、仪表、计算机、防毒防火防暴等系统调试联校合格； 装置区施工临时设施已拆除，工完、料尽、场地清，竖向工程施工完；
9、对联运试车胡影响的“三查四定”项目及设计变更处理完，其它未完尾项责任明确，完成时间明确。五交：1、2、3、4、5、工程资料的审查及中间验收（交接）是全面检查工程质量，促进扫尾试车，加强基本建设管理的重要程序，必须认真对待。
单机试车要早，达不到标准，必须反复试车和处理。不允许把问题带到全系统联动试车阶段。
3、联动试车
联动试车的目的是检验装置的设备、管道、阀门、电气、仪表、计算机等的性能和质量是否符合设计与规范的要求。按设计内容对工程实物量核实交接；
工程质量初评资料及有关调试记录的审核验证与交接； 安装专用工具、仪器和剩余随机备件、材料的交接； 工程尾项清理及完成时间的确认； 随机技术资料的交接。联功试车包括系统的干燥、置换、三剂装填、水运、气运、油运等。一般应从单系统开始，然后扩大到几个系统或全装置的联运。全系统联动试车（即假物料试车）要“全”，时间要有充分保证。要做到全面暴露问题，消除隐患，为化工投料一次成功做好充分准备。3.1全系统联动试车应具备下列条件： 3.1．1．已建立岗位责任制；
3.1．2．专职技术人员和操作人员已经确定，并考试合格； 3.1．3．公用工程系统已稳定运行，能满足全系统联动试车条件； 3.1．4．试车方案和有关操作规程已经公布；
3.1．5．各项工艺指标业经生产管理部门批准公布，操作人员人手一册；
3.1．6．生产记录报表已经准备齐全，印发到岗位；
3.1．7．仪表联锁、报警的整定值已经批准公布，操作人员人手一册。
4、投料试车
化工投料试车是指一个化工生产装置或一个辅助生产装置，完成单机、联动试车，工程全部竣工，从投入物料开始后的试车。4.1投料试车应具备的条件
4.1．1工程中间交接完成(7)
1、工程质量初评合格；
2、“三查四定”的问题整改消缺完毕，遗留尾项已处理完；
3、影响投料的设计变更项目已施工完；
4、工程已办理中间交接手续；
5、装置区施工用临时设施已全部拆除；现场清洁、无杂物、无障碍；
6、设备位号和管道介质名称、流向标志齐全；
7、系统吹扫、清洗、气密完。
4.1．2联动试车已完成(5)
1、干燥、置换、三剂装填、计算机仪表联校等已完成并经确认；
2、设备处于完好备用状态；
3、在线分析仪表、仪器经调试具备使用条件，工业空调已投用；
4、仪表、计算机的检测、控制、联锁、报警系统调试完毕，准确可靠；
5、岗位工器具已配齐。
4.1．3人员培训已完成(4)
1、国内外同类装置培训、实习已结束；
2、已进行岗位模拟操作练兵、反事故练兵。
3、各工种人员经考试合格，已取得上岗证；
4、已汇编国内外同类装置事故案例，已进行分析总结，吸取教训。
4.1．4各项生产管理制度已落实(5)
1、岗位分工明确，班组生产作业制度已建立；
2、各级试车指挥系统已落实，干部已值班上岗，并建立例会制度；
3、各级生产调度制度已建立；
4、岗位责任、巡回检查、交接班等制度已建立；
5、已做到各种指令、信息传递文字化，原始记录数据表格化。
4.1．5经上级批准的投料试车方案已向生产人员交底(5)
1、工艺技术规程、安全技术规程、操作法等已人手一册；投料试车方案主操以上人员已人手一册；
2、每一试车步骤都有书面方案，从指挥到操作人员均已掌握；
3、已实行“看板”或“上墙”管理；
4、已进行试车方案交底、学习、讨论；
5、事故处理预想方案已经制定并落实。
4.1．6保运工作落实(9)
1、保运的范围、责任已划分；
2、保运队伍已组成；
3、保运人员已经上岗并佩戴标志；
4、保运装备、工器具已落实；
5、保运值班地点已落实并挂牌，实行24小时值班；
6、保运后备人员已落实；
7、物资供应服务到现场，实行24小时值班；
8、机、电、仪、修人员已上岗；
9、依托社会的机电仪维修力量已签订合同
4.1．7供排水系统已正常运行(3)
1、水网压力、流量、水质符合工艺要求，供水稳定；
2、循环水系统预膜已合格、运行稳定；
3、化学水、消防水、冷凝水、排水系统均已投用，运行可靠。
4.1．8供电系统已平稳运行(5)
1、已实现双电源、双回路供电；
2、仪表电源稳定运行；
3、保安电源已落实，事故发电机处于良好备用状态；
4、电力调度人员已上岗值班；
5、供电线路维护已经落实，人员开始倒班巡线。
4.1．9蒸汽系统已平稳供给(2)
1、蒸汽系统已按压力等级运行正常，参数稳定；
2、无跑、冒、滴、漏，保温良好。
4.1．10供氮、供风系统已运行正常(2)
1、工业风、仪表风、氮气系统运行正常；
2、压力、流量、露点等参数合格； 4.1．11化工原材料、润滑油（脂）准备齐全(3)
1、化工原材料、润滑油（脂）已全部到货并检验合格；
2、“三剂”装填完毕；
3、润滑油三级过滤制度已落实，设备润滑点已明确。
4.1．12备品配件齐全(2)
1、备品配件可满足试车需要，已上架，帐物相符；
2、库房已建立昼夜值班制度，保管人员熟悉库内物资规格、数量、存放地点、出库及时准确。
4.1．13通讯联络系统运行可靠(4)
1、指挥系统电话畅通；
2、岗位、直通电话已开通好用；
3、调度、火警、急救电话可靠好用；
4、无线电话、呼叫系统通话清晰。
4.1．14物料贮存系统已处于良好待用状态(5)
1、原料、燃料、中间产品、产品贮罐均已吹扫、试压、气密、标定、干燥、氮封完；
2、机泵、管线联动试车完，处于良好待用状态；
3、贮罐防静电、防雷设施完好；
4、贮罐的呼吸阀、安全阀已调试合格；
5、贮罐位号、管线介质名称与流向标示完成，罐区防火有明显标志。
4.1．15运销系统已处于良好待用状态(6)
1、铁路、公路、码头及管道输送系统已建成投用；
2、原料、燃料、中间产品、产品交接的质量、数量、方式、制度等已经落实；
3、不合格品处理手段已落实；
4、产品包装设施已用实物料试车，包装材料齐全；
5、产品销售和运输手段已落实；
6、产品出厂检验、装车、运输已落实；
4.1．16安全、消防、急救系统已完善(12)
1、安全生产管理制度、规程、台帐齐全，安全管理体系建立，人员经安全教育后取证上岗；
2、动火制度、禁烟制度、车辆管理制度已建立并公布；
3、道路通行标志、防辐射标志齐全；
4、消防巡检制度、消防车现场管理制度已制定，消防作战方案已落实，消防道路已畅通并进行过消防演习；
5、岗位消防器材、护具已备齐，人人会用；
6、气体防护、救护措施已落实，制定气防预案并演习；
7、现场人员劳保用品穿戴符合要求，职工急救常识已经普及；
8、生产装置、罐区的消防泡沫站、汽幕、水幕、喷淋以及烟火报警器、可燃气体和有毒气体监测器已投用，完好率达到100％；
9、安全阀试压、调校、定压、铅封完；
10、锅炉、压力容器、吊车、电梯已经劳动部门确认并发证；
11、盲板管理已有专人负责，进行动态管理，设有台帐，现场挂牌；
12、现场急救站已建立，并备有救护车等，实行24小时值班；
4.1．17生产调度系统已正常运行(4)
1、调度体系已建立，各专业调度人员已配齐并考核上岗；
2、试车调度工作的正常秩序已形成，调度例会制度已建立；
3、调度人员已熟悉各种物料输送方案，厂际、装置间互供物料关系明确且管线已开通；
4、试车期间的原料、燃料、产品、副产品及动力平衡等均已纳入调度系统的正常管理之中；
4.1．18环保工作达到“三同时”(4)
1、“三废”处理装置已建成投用；
2、环境监测所需的仪器、化学药品已备齐，分析规程及报表已准备完；
3、环保管理制度、各装置环保控制指标、采样点及分析频率等经批准公布执行。
4.1．19化验分析准备工作已就绪(4)
1、中化室、分析室已建立正常分析检验制度；
2、化验分析项目、频率、方法已确定，仪器调试完，试剂已备齐，分析人员已持证上岗；
3、采样点已确定，采样器具、采样责任已落实；
4、模拟采样、模拟分析已进行；
4．2精心操作，严格按步骤投料试车。
试车期间，对各项工作要做到程序必须遵守； 工作必须稳妥； 要求必须严格； 措施必须可靠； 指挥必须正确。
同时要做到条件不具备不开车；程序不明不开车；指挥不在场不开车；指挥违章不开车；出了问题不查清楚不开车；有了问题不解决不开车。
试车中应精心操作一切从严； 执行岗位责任制要严； 执行各项工艺指标要严； 取全、取准第一性资料要严； 仪表控制、分折结果要严； 水质管理要严； 油系统管理要严；
对材料、燃料、化学药品的质量要严； 执行各项安全技术规定要严； 备品配件的材质和规格要严； 设备的使用维护和检修要求要严；
在整个试车过程中还要对重点部位严加控制，加强巡回检查，及早发现问题，并应实行一人操作、一人监护的双人操作监护制来确保安全。对联锁及安全装置不得任意拆除或切除，整定值不得任意修改。事故发电机、不间断电源要定期试验，处于良好备用状态。
5、生产考核
生产考核就是对经过化工投料试车后的装置的生产能力、工艺指标、消耗指标、产品质量、设备性能、自控水平、经济效益等是否符合设计要求进行全面考核。生产考核应包括对配套的公用工程和辅助装置的能力进行全面鉴定。5.1做好考核前的准备工作。
5.1．１．建立厂、车间两级考核组织。
5.1．２．认真研究和熟悉设计部门或外商提供的生产考核资料； 5.1．３．发动职工查找可能影响考核正常进行的隐患和问题； 5.1．４．考核所需的全部计量仪表要会同设计部门或外商调试正确，共同确认。
5.1．５．编制考核方案和记录报表。5.2 考核应具备以下条件：
5.2．１．在满负荷生产条件下暴露出来的问题已经消除，化工装置生产已处稳定；
5.2．２．全部自控仪表和联锁投入使用； 5.2．３．备用设备处于良好状态； 5.2．４．分析方法正确，数据取全； 5.2．５．原料、燃料供应质量符合设计要求；
5.2．６．化工原料、润滑油脂、易损部件有一定数量的储备； 5.2．７．产品包装合格，运输畅通无阻； 5.2．８．和设计部门或外商制定出考核办法。5.3考核后的鉴定
考核时间一般规定为满负荷连续生产３天，引进装置可按合同规定。考核结果应保证产品的质量、数量、单耗、产品成本、主要工艺指标、自控投用率、机电设备完好率、三废处理效果等符合设计要求。5.4生产考核遗留问题的处理：
生产考核结果达不到设计要求时，应由建设（生产）单位与总承包、设计、科研单位共同分析原因，提出处理意见。
化工装置大修改造安全管理探析 第3篇
关键词：化工装置；大修改造；安全；管理
1 概述
为了保证石油化工装置安全、平稳、高效的运行，装置运行一定周期后要进行全面停工大修改造。大修改造周期的长短主要跟装置生产工艺的差异、主要设备运转状况、压力容器管道定期检验要求以及装置实际运行状况、上下游原料、产品平衡等条件有很大的关系。实施大修改造是化工装置安全、高负荷、平稳运行的重要保证，实施高效规范的安全管理是大修改造顺利进行的保障。
2 化工装置大修改造的特点和事故易发原因
2.1 化工装置大修改造特点
杜绝安全事故发生是衡量装置大修是否成功的重要指标。大修期间，现场直接作业环节施工条件复杂，有动焊用火作业，有进塔入罐检查，有起吊等特殊作业。同时施工现场交叉作业非常多，在狭小的范围内可能有不同施工队伍同时作业。作业队伍素质参差不齐等，部分施工队伍管理水平差，安全意识淡薄，稍有不慎就会酿成安全事故，因此装置大修安全管理是检修工作的重中之重。
2.2 大修改造期间事故易发的原因
大修改造过程中往往工伤事故易发，不仅影响大修进度，而且无形之中增加了生产成本。事故易发的主要原因：
一是安全监管的缺位造成现场混乱，容易导致安全事故发生；
二是由于作业人员本身的不安全行为酿成的安全事故；
三是在停工过程中物料置换不彻底或者在检修中工器具的不安全状态极易导致事故发生；
四是由于复杂多变的施工环境带来的安全事故。
3 装置大修改造安全管理
3.1 建立健全安全监管组织 在大修准备阶段，成立大修指挥部，以便对装置检修实行集中领导、统一指挥、统筹规划。指挥部设立安全监管组，负责对检修人员安全教育、安全考试；作业许可监督检查，检修现场安全执法；项目方案审核；消防设施监察与配备；危险废物管理等。装置分片区设置安全管理人员，并做到“责任到人”。对装置实行全方位安全管理，消灭装置安全管理盲区。车间安全工程师以及片区负责人对检修过程的关键项目和步骤进行危害和环境因素识别。
3.2 提升车间员工安全技能水平 ①坚持每天组织车间领导、职能人员和值班长学习公司安全管理规定和相关作业检查细则；②安排工艺知识丰富和责任心强的员工担任施工项目主管人和监护人，同时由车间安全工程师对其进行专门的安全培训；③利用班组安全学习和网络平台对车间其他员工开展公司各类作业安全管理规定的学习。
3.3 对承包商实施灵活多样的安全教育 承包商施工作业人员文化水平普遍较低，采用传统安全培训效果不甚理想。针对上述情况，对承包商的安全教育方式进行调整：
①利用车间新建成的承包商HSE教育室，运用多媒体手段开展安全教育后，承包商作业人员学习热情明显提高，安全意识明显增强。②对承包商员工进行针对性的分类教育。将安全教育内容进行分块：一部分为通用部分，包括安全相关规章制度，车间的危险部位和危害因素，作业许可证办理的程序及注意事项等；另一部分就是针对不同直接作业环节的教育材料，按不同施工队伍和施工内容进行针对性教育。
3.4 严格执行大修方案和安全交底制度 ①严格执行大修方案。从检修安全方案着手。在制订检修方案之前，对检修装置进行全面系统的危害辨识和风险评价，然后根据辨识和评价结果制定详细的安全措施。特别是装置停车倒空方案。为保证管线吹扫不留死角，必须逐条研究工艺管线的吹扫过程。车间将停工倒空方案提前发给每个操作人员，同时将扫线分工明细分到各个班组，让操作人员尽早熟悉，工艺、安全工程师利用班组安全学习时间组织员工学习。加强对装置停车后的盲板管理。装置全部停工后，为了实现安全动火防止油品跑窜，需要把进出装置的工艺管线在装置边界处加装盲板，与外装置彻底隔断，同时对需要进入受限空间作业的容器、塔等设备全部都要加装盲板。对每条工艺管线安装盲板的位置、盲板的方向，均有盲板表和绘制好的盲板位置图，具体包括位置、直径、压力等级、确认人签字，并要做到一一对应。②做好检修前现场安全技术交底。方案编制人应向参加检修的技术管理人员进行详细的检修方案技术交底，明确检修内容、步骤、方法、质量标准，以及存在的危险因素及应采取的安全措施；组织检修人员到现场熟悉检修环境，核实安全措施的可靠性。在作业安全确认上，引入“五位一体”概念。设備员对施工队伍在作业前交底确认；安全员对现场安全防范措施落实确认；技术员对监护人进行作业目的和环境交底确认；项目负责人、作业票证签发人对作业票证把关确认；车间值班领导对当日所有作业项目进行检查确认。
3.5 合理安排现场作业 大修作业内容繁杂，多种特种作业全方位、立体深度交叉，同时还要安排老装置消漏消缺作业，只有合理、有效安排现场作业安全才能有保障。①各承包商与车间设备组需在每日下午三点前，申报第二日作业项目，由每日值班领导牵头组织安全、工艺和设备人员对所有作业内容进行筛选。②严格执行特种作业方案审查制度，高风险作业，要求施工单位必须提前申报经过改造项目部审批过的施工方案，车间组织相关人员进行方案审查。
3.6 多层次安全督察 以公司成立专业HSE督察队为契机，充分利用公司、厂部和车间三级督察交叉网络覆盖改造作业监管。
①公司HSE督察队是公司最权威的安全执法部门，他们的有力执法是对承包商的有效约束手段；②厂部各职能科室的检查是对公司督察的有效补充；③车间编制 “自查队安排表”，每天由值班领导带队，组织包括安全、工艺或设备、当班值班长在内的人员对现场各项作业进行有效监管，核实作业安全措施的落实，监护人员的到位情况等。④车间安全总监和安全工程师每日必须对现场各项作业进行不定时的检查，从专业的角度对现场作业进行有力的监督。
4 结语
化工装置余热发电技术 第4篇
关键词：余热发电技术,沼气机组,内燃机,汽轮机
0 引言
余热发电是将生产过程中多余的热能(包括高温废气余热、冷却介质余热、废汽废水余热、高温产品和炉渣余热、化学反应余热、可燃废气废液和废料余热以及高压流体余压等)转换为电能的技术,具有节能、环保的特点。余热锅炉是余热发电的重要设备,它利用废气、废液等杂质中的余热或可燃质作为热源,生产蒸汽用于发电。目前,国内行业已投运或立项的余热发电技术主要包括水泥行业余热发电技术,焦化行业焦炉尾气余热回收发电技术,钢铁行业转炉、烧结余热发电技术,建材行业浮法玻璃线余热发电技术,石化行业余热发电技术等。本文主要介绍石化行业中两种较为典型的余热发电技术,即沼气和化工尾气或废料焚烧发电技术。
1 沼气发电技术
沼气燃烧发电是随着大型沼气池建设和沼气综合利用的不断发展而出现的一项集环保和节能于一体的能源综合利用新技术。它利用工业、农业或城镇生活中的大量有机废弃物,经厌氧发酵处理产生沼气,通过综合发电装置驱动沼气发电机组以产生电能和热能,具有创效、节能、安全和环保等特点。沼气是一种分布广泛且价廉的分布式能源,除工矿企业外,还可在农村,甚至郊区野外进行生产。沼气发电热电联产项目的热效率,视发电设备的不同而有较大区别:使用燃气内燃机的热效率在70%～75%;使用燃气透平和余热锅炉,在补燃的情况下,热效率可达90%以上。
沼气作为一种生产副产物,本身品质需要处理;同时对内燃机型发电机设备本身以及供配电系统等也有较高要求,内燃机组的点火器等需要经常维护或更换。因此,为确保发电机的正常运行,需要熟练掌握燃气发电机组的开停车步骤、并网步骤、使用维护。
一套完整的沼气发电系统应包括沼气发酵设备、沼气净化设备、沼气储气柜、沼气燃烧前的处理设备、配套余热回收系统、冷却循环系统、进排气系统、蒸汽供出管线、进出水管线、沼气发电机组、供配电系统、监控系统等。某企业水务中心沼气电站利用生化装置处理PTA污水的2个厌氧反应器所产生的沼气进行发电。一期工程建设规模为2台500GF1-1RZ型发电机组,配套余热回收系统、冷却循环系统、进排气系统、蒸汽供出管线、进水管线;1台S10-M-1250/10F电力升压变压器,相应的低压配电系统、PCK1-RB/500燃气发电机组控制屏以及TEM微机监控系统等。2台发电机组的发电能力为850kW/h,预计年发电量为570万kWh,余热回收年产0.5MPa的蒸汽5 760t。沼气电站所发电在满足生化装置的生产用电外,多余的并入电网。
沼气发电技术不仅解决了沼气工程中的环境问题,消耗了大量废弃物,保护了环境,减少了温室气体的排放,而且产生了大量的热能,符合能源循环利用的环保理念,带来了巨大的经济效益。
2 化工尾气或废料焚烧发电技术
化工装置余热包括余热蒸汽、余热热水、余热空气等。余热回收利用的途径很多,其中,综合利用余热最好,其次是直接利用,再次是间接利用(产生蒸汽来发电)。根据余热介质的不同,其合理利用顺序如下:
(1)余热蒸汽。①动力供热联合使用;②发电供热联合使用;③生产工艺使用;④生活使用;⑤冷凝发电用。
(2)余热热水。①供生产工艺常年使用;②返回锅炉及发电使用;③生活用。
(3)余热空气。①生产用;②暖通空调用;③动力用;④发电用。
在工业上,余热一般优先供生产自用,当有剩余时,虽然直接利用(如暖通空调用或动力用)的效率更高,但限于暖通空调用量小、季节变化大以及作为动力用时负荷相对稳定的特点,该种利用方式具有一定的局限性。实际更多地是采用余热发电的方式对能源进行回收利用。因此,在化工工艺流程中,对产生的废液、废气、废渣废料采取焚烧的处理方式产生过热蒸汽,并连同工艺流程中的余热蒸汽一道为汽轮机提供蒸汽能源来拖动发电机发电。目前,利用余热蒸汽进行独立发电的技术已成熟,但在化工企业中,由于工艺复杂,部分余热蒸汽是在兼顾动力驱动、发电和蒸汽中抽三方面的条件下联合使用的。有的余热电机是可逆使用的,即在装置开车时电机作为电力拖动电机使用,待装置产生多余能量后,才作为发电机使用。
某企业采用动力、发电、生产三方联合的余热发电工艺,发电机、空压机和透平汽轮机通过齿轮箱连接。其中,发电机为QFW-15-4型同步发电机,配有励磁控制柜、同期柜、TV柜和并网柜;空压机为轴流压缩机,风量大、压力低,排气进入冷凝器。从界区外来的蒸汽首先推动空压机做功,多余的蒸汽进行发电。由于三机连轴,因此发电机与常规汽轮发电机的控制不同,发电机的控制包括保护控制、励磁系统的调节、发电机同期并网,由于蒸汽量大,选用10kV的发电机,而其对电网的影响、对电力系统的暂态响应明显。另外,发电机何时投励、并网、增减负荷、解列等都需要与工艺进行很好的衔接,以实现产能的最大化。
3 结束语
随着科技的发展,企业对生产中余热和能量的综合利用水平得以提高,这不仅降低了企业的经营成本,提高了能源的利用率,而且实现了环保。目前,余热发电技术在水泥、钢铁、玻璃等行业已得到应用,取得了一定的经济效益。今后,在化工行业利用反应余热、可燃废气或焚烧废料进行余热发电也应得到大力提倡。单独控制余热发电机是很容易的,但对于同时控制空压机、汽轮机、发电机甚至尾气透平的的情况,还需要认真总结经验。
参考文献
[1]谭金超.谭学知,谢晓丹.10kV配电工程设计手册[M].北京:中国电力出版社,2004
[2]DL 408—1991电业安全工作规程[S]
[3]苏景军,薛婉瑜.安全用电[M].北京:中国水利水电出版社, 2004
[4]蓝之达.供用电工程[M].北京:中国电力出版社出版,1998
[5]王建华.电气工程师手册[M].北京:机械工业出版社出版, 2008
[6]DL5000—2000火力发电厂设计技术规程[S]
[7]吴民强.泵与风机节能技术问答[M].北京:中国电力出版社,1998
[8]西北电力设计院.电力工程电气设计手册(电气二次部分) [M].北京:中国电力出版社,2006
[9]黄益庄.变电站综合自动化技术[M].北京:中国电力出版社,2000
化工装置成本核算工作思考论文 第5篇
某企业自从创建了化工装置成本核算整合项目之后，企业内部就建立了专业的监管团队，主要由副总裁牵头，由此形成了具体的成本监管模式，不仅如此，管理者也站在企业发展的角度，树立低成本的生产观念，基层的员工也怀有大局意识，从每一个环节入手，尽可能避免浪费现象的出现。所有参与人员都按照科学发展的思想，通过把生产各个环节的工作分配给每一个员工，使每一个环节的费用消耗量都有专门的责任人员，由此推动化工装置成本核算工作取得实效。
2化工装置核算工作管理方法
(1)全员参与班组成本核算管理工作，落实严格的职责分工并进行绩效考核。每一个员工都是团队的一部分，所以每一名员工都需要参与其中，责任到人，并进行考核。所有员工要严格遵守团队的监管标准，第一，对于化工装置进行监管的主管要对企业的整体发展负责，除了完成组织生产经营工作以外，还需要组织成员开展交流活动；第二，对于产品生产进行监管的主管，要准确算出废品率和产品制造费用，对每一个制造环节进行监管和考察，避免出现失误而造成浪费；第三，对于设备进行监管的主管需要做到设备折旧率、维修费等；对于财务监管的主管要确定企业生产中资金流动的费用等。(2)严格计量验收制度,保证记录的可靠性。对于化工产品的生产数量、质量，需要认真核对和检验，审核通过后才能签订检验单，由职能人员进行记录。最后，将产品的质检报告送到标准产品的统计部门，进行数量的核对，接着送入库房进行管理。(3)严控工艺平稳率指标。对于操作步骤的稳定和准确一定要严格控制，提升企业的生产质量，减少不合格产品的出现。保证质量效益最大化，对装置的年度指标能耗、物耗、成本指标逐步分解，有选择地突出重点工作，关键环节，找出对装置有影响的关键主要技术消耗，寻找生产的弱点，重点考核，核算紧密结合装置特点，把物耗和能耗情况作为重点考核对象，减少损耗的现象。(4)深化设备管理，提高设备有效运行效率。在深化设备管理方面，要按照化工装置的特性进行设定，一是针对部分流量控制仪表、调节阀不好用，利用切换牌号进行整改，实现稳定操作、精细化调节的目的；二是针对设备易堵聚等实际状况，坚持做到“日常维护，状态监控、预知检修”三管齐下，细致管理，强化设备预知性维护和保养；三是加强设备基础管理，根据生产运行状况进行排查，减少因设备故障而造成装置非计划停车。在此基础上不断减少生产损耗，降低成本。
化工装置连锁爆炸实例研究 第6篇
现代化工装置规模越来越大,越来越复杂。装置的大型化、复杂化有效地提高了生产效率,但规模越大,贮存的危险物料越多,潜在的危险能量也越大,事故造成的后果也往往越严重。同时化工生产从原料输入到输出具有高度的连续性,前后单元息息相关、互相制约,某一环节发生故障常常会影响到整个生产系统的正常进行,甚至引起临近工艺单元发生事故,诱发连锁反应发生。
如最典型的液化气槽车在发生冲撞或翻车时,罐壳产生裂纹,可燃性液化气泄漏可能首先着火引起火灾;火焰烧烤罐体,往往引起罐内气液平衡破坏而导致蒸气爆炸;罐体破裂泄出到空气中的液化气又被引燃,发生更大的火灾。连锁事故一旦发生,往往损失惨重,危害极大,但只要控制住第一步爆炸,后面的爆炸就不会发生。[1]
然而在分析实际发生的连锁爆炸时,要弄清其发生、发展过程并非易事。目前对于单个爆炸的研究已经取得了一些成果,但在具体分析实际爆炸问题时如何运用这些成果并将其合理用于实践则还有许多工作要做,对具体问题的分析计算还少见报道。有些认识还很模糊甚至还有争议,其中的有些机理还不是很清晰,造成实践中估算时误差很大。为此本文分析了尿素合成塔发生的连锁爆炸机理,并作了相应计算,以期从定性和定量两方面对化工装置连锁爆炸的防治和评估做出有实际意义的指导。
2 基本情况和爆炸原因
2005年3月21日晚鲁西集团某化肥厂1.4m尿素合成塔发生爆炸,整个塔体炸成三段。全塔高26.2m共10个筒节,重115t,容积37.5m3,设计温度≤195℃,设计压力21.57MPa,主体材质为16MnR、15MnVR,衬里为X2CrNiMo18.14.3mod,多层包扎式结构。下段仅余一个筒节和下封头,仍竖立在水泥基座上,但已朝西南方倾斜与地面成80°角;中段只有一个筒节,长2.48m,重11t,呈反向卷曲状态,朝西南方向飞出12.5m斜向打入控制楼二层;上段由8个筒节和上封头组成,长21m,重90t,朝东北方向飞出86m,封头朝下斜插入地约5m。现场尚存4只40MPa和60MPa的压力表,一只无指针,三只指针均超过量程极限。
经调查取证加理论分析可以得出尿塔爆炸有以下三种爆炸连续发生:
(1)事故是由于工艺波动、生产异常,导致尿素合成塔气相组分变化,形成可燃性气体爆炸混合系,在静电火花的作用下发生气相空间爆炸引起的。
(2)可燃性气体混合系的爆炸导致合成塔筒体的破裂,装置压力迅速降至大气压力,装置内液体处于过热状态,瞬间突沸气化,发生二次爆炸即蒸气爆炸。筒体的初期破裂能量来自于可燃气体混合系的爆炸,而过热液体的蒸气爆炸和氨基甲酸铵的分解成为筒体大爆炸的能量来源。
(3)气相爆炸引燃闪蒸所形成的蒸气云,引起爆炸火球。
3 爆炸机理及计算分析
3.1 气相爆炸问题
3.1.1 可燃气体混合系的形成
NH3、H2、O2、N2(CO2)四元混合气的爆炸极限随着混合系的温度压力而变化。从图1中可知,在200℃、200大气压条件下,NH3H2O2N2(CO2)四元的爆炸范围分别为:NH3爆炸范围△cde;H2爆炸范围△c'd'e'。在c、d、e、c'、d'、e'六个点中,e'、d、e三个都可能在爆炸前形成。其中e'点最容易形成,因为在NH3量减少,CO2及其携带的O2和H2相对过量的情况下就可以进入e'点的比例。因此尿素合成过程中,处于两种不同工况(正常生产状态和非正常生产状态)下的合成混合气的安全性有天壤之别。正常生产时是绝对安全的;而当处于非正常生产状态时则具有危险性。
3.1.2 引燃能量问题
塔顶出料阀在爆炸前紧急关闭,很可能阀门未关死,当达到爆炸范围的混合气体通过阀门时气体与阀体,气体与阀头以及出料管壁之间的高速摩擦产生静电火花,引燃爆炸性混合气体,在气相空间发生爆炸。
3.1.3 爆炸波的传递与筒体破裂
如果以冲击波形式传播,由于冲击波有累积而形成强压缩波的性质,迭加形成突跃的波阵面,导致更高的压力。在这种状态下塔破裂的位置往往不是决定于塔体各部强度的差异(当然也有影响),而是决定于能量瞬间集中的部位,如图3所示。
从爆炸后的筒体鉴别可以看出,爆炸波的最高迭加位置在筒体断裂三段中的中段部位,整体的中下部位置,基本符合计算结果。
3.1.4 气相最高爆压
装置内可燃性气体混合系的最高爆压决定于可燃气体的燃烧热值、H2与空气(O2)的混合比例V%以及可燃性混合系的初压P0。对于确定介质混合比例一定,其最高爆压与初压的比值一定(NH3为4.85,H2为7.4)。NH3和H2最高爆压分别为:
P=P04.85=204.85=97MPa
P=207.4=148MPa
将H2的爆压,NH3的爆压以及NH3的最低爆压与筒体爆破压力比较,从图2可以看出如下结果。如果装置内气相空间是H2气爆炸,则爆炸压力148MPa高于筒体的爆破压力100MPa。如果气相空间是NH3气爆炸,则最高爆压97MPa接近或达到筒体爆破压力,而迭加后的压力则远远大于筒体爆破压力。
3.2 蒸气爆炸问题
考虑最具普遍意义的圆柱形容器,这对于塔、罐、槽车、气瓶、反应器、锅炉等都可适用,开始器内气液平衡,液体占总容积80%。假设容器顶部突然发生裂缝,由于内外存在压力梯度,则气相介质通过裂缝高速喷出,容器内压急剧下降,气液平衡破坏。同时,裂缝处形成的稀疏波以当地音速向下传播,传到液相时,液相内压也开始下降,并由于突然降压而呈过热状态,液体开始沸腾。原先液体中已经存在的小气泡或核快速增长,新的气泡也大量核化并成长。但气泡在整个液相区分布不均匀,越靠近液相表面越多。剧烈沸腾造成的大量气泡在液相表面形成一个不断急速膨胀的两相流层,高速膨胀的两相流层对气相、液相空间及器壁在各个方向上同时产生猛烈的推动而呈现很大的“液击”现象,气相、液相介质及器壁受到强烈的挤压,致使整个容器内压力骤然升高。[2]在容器内压力不断升高的条件下,部分气泡在两相流层表面发生破裂,释放出能量,从而进一步造成压力的上升。可能导致容器的裂缝范围迅速扩大,最后断裂,碎片飞散或罐体投射,发生猛烈的蒸气爆炸。如图4所示。
在文献[3]中以液化石油气(LPG)罐加热后爆炸测得罐内气相压力变化如图4所示。由于加热导致罐内压力升高,超过强度极限致使罐体局部破裂,第一个较小峰值即为破裂点。破裂后蒸气喷射而出,罐内压力突然下降,压力下降使得LPG成为高压过热液体,欲恢复平衡所以液体内不断产生沸腾核和大量气泡,瞬间蒸发出的蒸气又使得气相压力急剧升高,当其超过喷射导致的压力下降时,曲线迅速上升,这可能导致裂缝迅速扩大,压力增大和裂缝扩大使喷射又加剧。如此几次剧烈振荡后,容器爆裂。从图中可见,初始裂口后,蒸气爆炸在2～3ms内压力峰值即可达到初始压力的3～4倍。
蒸发体积V具体计算得出,即使20%液体过热蒸发,其蒸发体积V=3060.5m3,膨胀约382.56倍。
3.3 爆炸火球问题
当大量高压液体过热气化泄放到空中形成蒸气云,又被气相爆炸能量所引燃产生剧烈湍动燃烧的火球,火球的热辐射可能对周围造成进一步危害。王三明把大量LPG的案例和模型模拟结果作为BP神经网络的学习样本自学习后得到的火球最大直径和持续时间模型为:[5]
Dmax=5.6W0.323
t=1.26W0.224
式中:W蒸发的可燃物质质量,kg。
火球燃烧时发出的辐射通量为:
式中:HC燃烧热,J/kg;
W燃烧物质量,kg,假设蒸发可燃物质全部燃烧;
η效率因子,取决于设备中可燃物质的饱和蒸气压ps;
Q火球燃烧辐射通量,w;
t燃烧持续时间,s。
η=0.27ps0.32
距火球中心x处一点的入射热辐射强度I可按下式计算:
式中: λa空气导热系数。
蒸发的可燃物质主要是NH3,取W=10000kg,则Dmax=109.7m,t=9.92s,Q=4.42109w。
4 结论
连锁爆炸在化工装置中是经常发生的,其危害往往较之单个爆炸大得多,事故后分析也更加困难。以上通过对尿素合成塔连锁爆炸事故的深入剖析和计算,可以得出以下结论:
(1)此次尿塔爆炸是一连锁爆炸:静电火花引燃塔体上部混合气体引起气相爆炸(该混合气体由于生产异常已经进入混合系的爆炸极限范围之内);气相空间的爆炸导致塔体局部破裂,塔压迅速下降至大气压,塔内过热液体瞬间大量蒸发,同时氨基甲酸铵大量分解,发生剧烈的蒸气爆炸;蒸气爆炸泄放出的混合气气云被气相爆炸引燃,在空中产生爆炸火球。
(2) H2的点火能量只需0.02mJ,静电火花足以引燃它。气相爆炸的爆炸波在筒体气相和液相中的传播、反射、迭加、衰减极为复杂,估算出的最大迭加位置约为距塔底2.4m处,超过塔体强度。与实际塔体爆炸成三段并在近塔底处断裂抛射的情况基本吻合。
(3)过热液体在降压条件下的瞬间核化沸腾是发生蒸气爆炸的原因,爆炸时刻内压先下降后迅速反弹并振荡,在2～3ms内峰值即达到初始压力的3～4倍。
(4)从计算得出的蒸发体积、闪蒸膨胀总功、爆炸TNT当量、冲击波超压可知蒸气爆炸能量惊人,足以将塔体撕裂并抛射出去,人在70m以外才可免受冲击波损伤。
(5)计算得出:爆炸火球最大直径109.7m,持续时间9.92s,火球燃烧辐射通量为4.42109w。
(6) 尿素合成塔是一座高压高温的化学反应装置,既有高温液体又有高压气体,液相组分和气相组分都较复杂且极易变化;在同一系统内既有可燃性物质、惰性气体、助燃性气体,又有高温饱和液体以及易分解物质。苛刻的工艺复杂的介质,要求装备技术、控制手段、操作水平十分严格、安全、可靠。特别对于开停车、工艺波动、操作异常、设备故障等要引起足够重视,一个小的问题都可能导致灾难性后果。
参考文献
[1]北川彻三(黄九华译).爆炸事故的分析[M].北京:化学工业出版社,1984
[2]陈思凝,孙金华,褚冠全等.锅炉沸腾液体膨胀蒸气爆炸(BLEVE)的小尺寸模拟试验[J].热能动力工程,2006,21(2):132~136
[3]Jan Stawczyk.Experimental evaluation of LPGtank explosion hazards[J].Journal of Hazardous Materials.B96(2003):189~200
[4]罗艾民,刘骥,魏利军等.锅炉BLEVE爆炸能量及其效应研究[J].中国安全生产科学技术,2006,2(5):29~32
[5]王三明,蒋军成.沸腾液体扩展蒸气爆炸机理及相关计算理论模型研究[J].工业安全与环保,2001,27(7):30~34
[6]弓燕舞,林文胜,顾安忠.蒸气爆炸研究现状及问题分析[J].石油与天然气化工,2002,31(3):161~165
[7]石油化学工业部化工设计院.氮肥工艺设计手册理化数据[M].北京:石油化学工业出版社,1977
[8]Tasneem Abbasi,S.A.Abbasi.The boilingliquid expanding vapour explosion(BLEVE):Mechanism,consequence assess-ment,management[J].Journal of Hazardous Materials.141(2007)489~519
[9]俞昌铭,J.E.S Venart,熊音.一种冷爆炸现象的物理数学分析初探[J].工程热物理学报,1995,16(3):354~357
简析化工装置计量管理 第7篇
我公司计量工作目标是在全公司范围内贯彻执行计量法律、法规, 积极推行使用法定计量单位, 使公司内各计量量值可溯源至国家最高计量基准以保证各计量量值的准确可靠, 提高公司的计量管理水平和计量检测水平, 为保证和提高公司产品质量服务。我们做好计量管理工作就是为公司改善经营管理, 推进技术进步, 提高公司经济效益发挥作用。我公司是大型煤化工企业, 因化工企业中涉及的计量器具种类、数量繁多, 所以大多数大型化工企业都已建立了自己的企业最高计量标准, 企业的计量管理水平高低关系到产品质量和计量的准确性, 直接关系到企业的信誉和效益, 因此抓企业计量管理势在必行且必须抓好。利用计算机软件建立起计量管理平台进行计量管理可以为生产工艺、产品质量、能源管理、经营管理、计量测试等所需的计量器具, 管好数据, 保证在用计量器具的单位统一和量值准确。使我公司计量管理达到科学化、数字化、计算机化、报表实时化管理。
1、计量管理包括计量文件管理、
计量器具配备管理、计量器具的流转管理、计量器具的使用与维护管理、计量标准器管理、计量器具量值溯源管理、计量器具的分类管理、计量器具标志及证书管理、计量器具确认间隔的确认管理、计量器具周期检定 (校准) 管理、不合格计量器具管理、计量环境管理、计量记录的管理、计量人员管理等很多方面。我们建立的计量管理平台应用是要实现对企业标准计量器具、工作标准计量器具、关口计量、安环计量 (压力容器、可燃有毒) 、现场用工作计量器具、量具仪器等方面进行全方位的管理。
2、在计量管理平台上公司领导和
广大员工可以一览本系统所管辖的几万件计量器具的健康状态、使用状态和有效期管理状态等。具体包括在用器具、超期器具、即将超期器具、报废器具、送检器具、调出器具、采购器具、封存器具等8个一览表;调前合格率统计表、使用时间统计表2个统计表和1个关口计量/安环计量台帐台帐等。经过计量人员的管理和系统维护, 对平台数据实现了实时更新, 保证了展现在领导和员工面前的是受控的计量器具最新状态。
3、登陆系统可以直观的看到公司
所有计量器具按用途可分为两个模块企业计量 (企业标准、工作标准、量具仪器) 和现场计量 (关口计量、安环计量) 显示;每个模块的计量器具又分层次管理、所有的管理员按5大类进入管理系统;不同的管理员进入系统可以完成修改、审核、批准、综合管理及系统管理等管理项目。我公司计量器具全部按周期检定计划进行周期检定, 到检定日期系统会提示检定人员, 检定人员根据不同单位现场计量器具计划检定时间不同分别打印报表通知各单位及时送检, 及时进行检定, 避免计量器具超期使用。各送检单位可以根据装置区、检定结果、计划检定日期、及检定日期进行本单位送检计量器具状况的查询。
4、系统可以完成6大类管理功能:
系统平台管理、器具状态管理、器具维护管理、送检、综合查询、参数设置等;4类流程手续:送检流程、封存流程、解封流程、和报废流程;16种器具报表:封存 (报废、调出) 统计表、计量器具一览表、计量器具周检表、计量器具周检计划表、计量器具周检申请表、标准装置登记表、可燃有毒报表、关口计量报表、压力容器计量报表、环保器具报表、现场计量器具一览表、现场计量器具周检表、现场计量器具周检计划表、现场计量器具周检申请表、现场计量器具状态表等;对企业计量模块设有操作记录备查;对现场计量模块设有变更记录、送检单、检定证书、检定结果通知书、操作记录等备查;在主页面上设置了33个字段, 这33个字段分别为计量器具信息、计量器具检定信息、计量器具管理信息和计量器具现场信息4类;这些字段的设置满足了企业不同层次人员的管理和使用要求。
二、计量管理软件从不同用户的角度观察均达到预期效果
1、公司领导的角度:
在生产管理系统可以直接观察计量管理的窗口, 通过这些窗口可以直接了解各一级或二级管辖单位的标准计量装置、现场计量器具及量具与仪器的健康状态、使用状态和有效期管理状态;同时还能统观不同厂家不同型号的计量器具产品质量和寿命统计情况等。
2、设备一级或二级管辖单位领导及各层面专工的角度:
可以直接管理自己所辖范围的标准计量装置、现场计量器具及量具与仪器的健康状态、使用状态和有效期管理状态;根据其统计报表指导自己辖区的备品备件的订购、管理自己的责任区的计量器具状态, 使自己的责任区的计量器具管理达到有的放矢。
3、设备专责人的角度:
用自己的帐号进入计量管理系统直接管理自己的现场计量器具, 当管辖的现场计量器具到期时, 系统可以提示某些计量器具已经到期该送检了, 并且同时直接产生送检单, 大小修时还可以批量产生送检单, 使过去一个一个按照台帐填写送检单的情况成为历史, 只要用鼠标点击一下打印, 送检单就可以成功打印出来, 送检流程手续也可以直接在网上进行, 既省时又省力。而且直接生成的EXCLE表格更有助于保存和文件包等文件的制作, 是设备专责人的好助手。
4、计量检定员的角度:
上账简单, 在系统上直接走送检确认就可以上账了, 免去重复查找的麻烦, 又快又准、省时省力;让既检定又管理帐务的工作成为历史。在标准器管理上也可以根据各种报表实时准确地进行管理并及时送检。采购计量器具可以直接转化免去人工录入, 必要时还可以转换成EXCLE表备案。送检流程、封存流程、解封流程、和报废流程手续可以直接在网上进行, 快捷又方便。
三、结论
完整实现上述计量管理功能既能满足化工企业计量管理的要求, 又能使企业标准、仪器与量具、关口计量、安全环保计量达到可控在控, 使企业计量管理处于良性循环状态, 为企业安全经济稳定生产提供可靠保障。
参考文献
[1]《中华人民共和国计量法》 (1985) 。
[2]《计量检定人员管理办法》 (2007) 。
[3]JJF1033-2008《计量标准考核规范》。
[4]JJF1139-2005《计量器具检定周期确定原则和方法》。
化工装置绝热设计与节能 第8篇
各种新建、改建、扩建化工装置中大量设备及管道在施工中由于工艺生产需要,均需进行绝热施工。好的绝热设计及施工质量不仅能保证化工工艺生产顺利进行,同时还可避免能耗损失,取得可观的节能效益。
良好的绝热设计应当最大限度减少散热损失,节约能源,满足化工工工艺要求,提高经济效益,改善工作环境。
1 隔热的目的及与节能的关系
在工程上一般将保温和保冷统称为隔热。由于热量是化工工艺过程正常进行必不可少的,化工过程绝大多数伴随着热吸收与热释放。良好的隔热施工可以减少设备、管道及其组成件在工作过程中的热量或冷量损失,节约能源;减少生产过程中介质的温度变化,有利于生产过程的正常进行;避免、限制或延迟管道内介质的凝固、冻结,以维持正常生产;降低或维持工作环境温度,改善劳动条件,防止操作人员烫伤;防止设备、管道及其组件表面结露。一般而言,管径越大,管内介质温度越高,散热损失越大;对裸露法兰与保温法兰节能测试,一般情况下,冷价为热价的6倍,可见,保冷节能较之保温更为重要。
2 合理选择绝热材料
设计是保证取得最佳绝热效果和效益的关键环节。同时也是控制工程造价的关键阶段。一般初步设计阶段对工程投资的影响约为20%,技术设计阶段对投资的影响约为40%,施工图设计准备阶段对投资的影响约为25%[3]。但在项目建设过程中,设计单位或设计者往往重视设备、管道的设计,而对与之配套的绝热设计重中绝热材料的比选、绝热方式的设计、绝热厚度的计算、绝热结构的优化以及技术经济比较等重视不够。
在绝热材料的选择时应综合考虑绝热对象的工艺运行温度、绝热结构所处环境和工艺条件对材料的机械强度、吸水性、耐腐蚀性、耐燃性、变形性,施工工艺性、技术经济权衡分析等综合考虑。
2.1 较小的导热系数
导热系数是衡量材料隔热性能的重要指标,它与热损失成正比关系。当有多种保温材料可供选择时,可用材料的导热系数与单位体积材料价格之积越小越经济的选择原则进行比选,由此可见选择较小的传热系数是必须的。
由于热量传递由三种方式:热传导、热对流、热辐射。不同的绝热对象,这三种热量传递方式所占比重不同,因此必须针对具体对象,抓主要矛盾和综合考虑。
2.2 合理的材料密度
绝热材料密度与导热系数是选择绝热材料的两个重要因素。从图1可知绝热材料的密度是保证绝热效果的条件之一。由于热量传递有三种方式,不同方式的导热系数与材料密度之间的关系不同,必须根据传导传热、对流传热、辐射传热三者总和最小时的密度来确定在运行温度下材料的最佳密度
对大多数绝热材料而言,密度越小,其导热系数值也越小。因此绝热施工规范规定硬质保温材料制品的密度不应大于300kg/m3,半硬质和软质材料制品的密度不应大于200kg/m3。纤维类保温材料,如岩棉制品的最佳密度为90~150kg/m3,无碱超细玻璃棉毡的最佳密度为60~90kg/m3[4]。
2.3 足够的机械强度
对同一材料而言,机械强度与密度有着密切的关系,一般密度增加,机械强度增加,但随之而来导热系数也增大,因此在绝热材料选择时必须综合权衡。对硬质材料而言,抗压强度不应小于0.4MPa。
2.4 注意不同绝热材料的安全使用温度范围
每种绝热材料都有一个安全温度范围,在材料选择时必须根据其推荐安全使用温度范围选用,同时安全温度应略高于绝热对象的表面设计温度。
2.5 材料化学稳定性应符合要求
在材料选用时应注意保温材料对绝热对象的腐蚀性,即化学稳定性。对碳素钢管道、设备的保温材料其PH值应符合有关规定。对奥氏体不锈钢管道、设备,保温材料中氯离子、钠和硅酸根离子的含量应限定在安全范围内,否则会因“湿蚀”而产生应力腐蚀开裂。用于铝制管道、设备的保温材料,不可使用碱性材料等。
2.6 材料的非燃烧性
由于石油化工行业的特殊性,工艺介质多易燃易爆,因此在选用绝热材料时,在有火源或可能出现偶然火源的地方,绝热材料应耐燃,尤其是在选用有机材料时,应采取防火措施,一般需加阻燃剂,使氧指数达27%~30%,也可采用涂刷阻燃材料或用金属等不燃材料作护层。
3 建立正确绝热模型,认真进行技术经济比较,选取合适的绝热厚度
绝热材料确定后,绝热效果的优劣则主要取决于材料的厚度。增大厚度,可以减少热损失,但一次投资却因此而增大,因此必须在二者之间寻求最佳的厚度值,以使绝热施工在寿命周期内总费用最低。即绝热后的年散热损失费用与绝热工程投资的年分摊费用之和达最小值,则可达最佳的经济效益。这个厚度人们称之为“经济厚度”。因此建立合适绝热结构模型,进行正确的技术经济计算,合理确定“经济厚度”是设计者必须认真考虑的。
4 重视绝热设计中固定件、支承件、防护层等辅助件的选用
在绝热施工中,常用固定件、支承件来对绝热材料进行定位、固形、抗震、卸荷和分层。选择合理的固定件、支承件可以有效保证绝热施工的强度、定形性、抗震性、密封性等,减少冷桥散热,提高绝热效果。同时由于金属固定件、支承件与被绝热施工的金属材料表面直接接触,可能产生因二者电位不同而产生接触性腐蚀。因此在选用绝热结构的固定件、支承件时,要避免选用可能产生接触腐蚀的金属材料,否则应采取隔离措施。
在管道绝热时,为了保证管道的刚度,必须设置合理的管道支承,但如果直接将金属管道支承或焊接在支架上,由于热传导和裸露面的热散失,将损失大量热能,因此采取必要的隔热措施(如隔热托管)是必须的。隔热管托的主要类型有滑动型、导向型、固定型三种,根据需要限制位移的不同分别选用。
在施工中常发现大直径管道、立式设备、大型卧式设备设计对保温托架等保温支承件考虑不周,由于压力容器等特种设备很多属于强度等级较高材料制造,一旦现场需施焊难度很大,常会产生不良后果。因此加强设计环节各专业间的配合非常重要,绝热设计者应将设备绝热设计条件及时反馈给设备、管道专业,以便在设备、管道上预设安装适当的绝热支撑件。
化工装置绝热设计中防护层根据用材料与施工方法的不同有涂抹式保护层、金属保护层、布毡类保护层及其它类型保护层等。对外防护层及其的厚度选择时,应充分注意防护层耐环境腐蚀能力,同时应有足够的厚度。当选用金属防护层时,因防护皮厚度不够,刚度不足会影响到防护层外观美观,对采用纤维类保温材料时尤其重要。
5 合理的绝热结构
隔热结构是组合结构,常见结构有胶泥结构、填充结构、捆扎结构、缠绕结构、预制结构、预制品结构、装配式结构、浇灌结构、喷涂结构、可拆卸式结构等。选用何种绝热结构,设计者应充分考虑绝热材料、绝热部位的特点、检修频率、是否经常拆卸、所处部位是否需进行维护监视(如法兰、阀门)等。
高温设备、高温管道绝热施工中伸缩缝的设置。高温管线在投用后,因钢管材料与保温材料间热胀系数不同,加之保温后形成的外保温层与钢管的温差,而使保温层较外防护层的热变形小,从而造成保温层和外防护层的开展,因此在直保温管道应设伸缩缝,对采用刚性保温材料保温的管道更是如此。
低温管道施工中应注意有些材料在低温时导热系数随着温度的变化是不规则的,因此应根据实测的导热系数进行绝热计算。要控制材料的吸湿系数在0.0274g/(m2·h·mmHg)以下。要注意结构的密封性,防止水分或潮湿空气渗入保冷层造成冷凝和冰冻。
6 结 语
经过多年的绝热施工质量监督、监理实践,深刻体会到,设计者应时刻站在用户角度,综合比选材料、结构,为施工创造良好条件,注重事前预控,防患于未然。应跳出设计搞设计,扩大视野,重视寿命周期成本计算,注重并加强与各方的协同配合,这样将使企业节能降耗增加更多主动性。
参考文献
[1]莫理京,王致中,刘希和,等.绝热工程技术[M].北京:中国石化出版社,1997:1,14.
[2]国务院令549号特种设备安全监察条例.
[3]全国造价工程师执业资格考试培训教材编审委员会.工程造价计价与控制[M].北京:中国计划出版社,2006:169.
石油化工装置设计与安全 第9篇
说到安全, 人们更多想到的是生产领域, 更侧重于生产过程中的防范。实际上, 从标本兼治的理念来看, 设计成品的质量对安全生产有着不可忽视的影响。石油化工装置设计安全是预防火灾爆炸事故发生, 实现安全生产的一项重要工作。
如何保证装置设计安全, 首先要严格、正确地执行相关法规、标准规范, 特别是强制性标准。除此而外, 设计人员还应做些什么?下面是自己的一些学习体会, 供关心设计和生产安全的同行参考。
1 装置危险因素
石油化工装置存在的危险因素大致归结如下:中毒危险、火灾爆炸危险、反应性危险、负压操作、高温操作、高压操作、低压操作、腐蚀、泄漏、明火源。
2 工艺安全设计
2.1 工艺路线的安全设计
工艺方法安全是装置设计安全的基础。在项目立项和可行性研究阶段, 要充分考虑工艺路线的安全。
2.1.1 尽量选用危险性小的物料
实现产品的原料及辅料不都是唯一的, 有选择余地时, 应尽量选用危险性小的物料。
2.1.2 尽量降低工艺过程条件的苛刻程度
工艺过程条件的苛刻程度不是不能改变的, 如采用催化剂或选用好的催化剂、改气相进料为液相进料, 都能缓解反应的剧烈程度。
2.1.3 尽量使流程简单化
流程越复杂, 参数越多, 干扰也越大。所以应尽量使流程简单化, 如避开一台设备完成多种功能的复杂流程, 采用多台设备分别完成各自功能的简单流程。
2.1.4 尽量减少危险介质的藏量
危险介质的藏量越大, 事故时的损失和影响范围也越大, 所以, 应尽量减少危险介质的藏量。
2.2 工艺过程的安全设计
1) 原料和产品为易燃易爆介质的生产工艺过程, 工艺设计时必须考虑防火、防爆等安全对策措施。
2) 有危险反应的工艺过程, 应设置必要的报警、自动控制及自动连锁停车的设施。
3) 工艺过程设计应提出保证供电、供水、供风及供汽系统可靠性的措施。
4) 生产装置出现紧急情况或发生火灾爆炸事故需要紧急停车时, 应设置必要的自动紧急停车措施。
5) 工艺过程中放空的可燃气体或液体 (包括安全阀排放) , 应采取必要的安全措施, 不得任意排放。液化烃类设备和管道的放空应进入火炬系统, 并注意若泄放物夹带有液体时, 需设分液罐;可燃介质设备和管道的排净应设密闭收集系统;毒性、腐蚀性介质排放应进行无害化处理。
6) 采用新工艺、新技术进行工艺过程设计时, 必须审查其防火、防爆设计资料, 核实其在安全防火、防爆方面的可靠性, 确定所需的防火、防爆设施。
7) 引进国外技术自行设计时, 工艺过程的防火、防爆设计, 必须满足我国安全防火、防爆法规及标准的要求;成套引进的项目, 其工艺过程的防火、防爆设计, 除必须符合引进合同所规定的条款及确认的标准规范外, 应审查国外厂商提供的各种防火、防爆设计内容, 不得低于我国现行防火、防爆规范、法规及标准的要求。
2.3 工艺流程的安全设计
1) 火灾爆炸危险性较大的工艺流程设计, 应针对容易发生火灾爆炸事故的部位和特定时期 (如开车、停车及操作切换等) , 采取有效的安全措施。
2) 工艺流程设计, 应考虑正常操作、正常开停车、异常操作处理及紧急事故处理时的安全措施。
3) 工艺安全泄压系统设计, 应考虑设备及管道的设计压力, 允许最高工作压力与安全阀、防爆膜的设定压力的关系, 并对火灾时的排放量, 停水、停电及停汽等事故状态下的排放量进行计算及比较, 选用可靠的安全泄压设备, 以免发生爆炸。
4) 石油化工企业火炬系统的设计, 应考虑进入火炬的物料量、物料性质、物料压力、温度、堵塞、爆炸等因素的影响。
5) 工艺流程设计, 应全面考虑操作参数的监测仪表、自动控制回路, 设计应正确可靠, 吹扫应考虑周全, 应尽量减少工艺流程中火灾爆炸危险物料的存量。
6) 控制室的设计, 应考虑事故状态下不致受到破坏或倒塌, 并能实施紧急停车、减少事故的蔓延和扩大。
7) 工艺操作的计算机控制设计, 应考虑分散控制系统、计算机备用系统及计算机安全系统, 确保发生火灾爆炸事故时能正常操作。
8) 对工艺生产装置的供电、供水、供风、供汽等公用设施的设计, 必须满足正常生产和事故状态下的要求 (如仪表的供电应有事故电源, 供气应有贮气罐, 容量应能保证停电、停气后维持15min以上的用量;供水中断时, 冷却系统应能维持正常冷却10分钟以上;燃料也应考虑事故储备量) , 并符合有关防火、防爆法规、标准的规定。
9) 应尽量消除产生静电和静电积聚的各种因素, 采取静电接地等各种防静电措施。静电接地设计应遵守有关静电接地设计规程的要求。
10) 工艺流程设计中, 应设置各种自控检测仪表、报警信号系统及自动和手动紧急泄压排放安全连锁设施。非常危险的部位, 应设置常规检测系统和异常检测系统的双重检测体系。
2.4 物料的安全设计
1) 对生产过程中所用的易发生火灾爆炸危险的原材料、中间物料及成品, 应列出其火灾危险特性, 如闪点、自燃点、引燃温度、沸点、熔点、爆炸极限、相对密度、水溶性等, 综合分析研究介质的火灾危险性 (分类见GB50160、GBJ16) 、工作场所最高允许浓度 (见TJ36) 、急性中毒 (LC50或LD50) 及发病情况、慢性中毒患病症状及后果、致癌性 (毒物危害程度分级见GB5044) 、反应危险性、储运要求等, 在设计时采取有效的控制或预防措施。
2) 可燃气体和可燃液体的生产和使用应尽量在密闭系统中进行, 气相空间的可燃气体和可燃蒸气的浓度应控制在爆炸极限浓度之外。
3 装置布置的安全设计
1) 装置的平面布置, 除应按工艺流程进行设计外, 还应考虑符合有关防火、防爆规范的要求, 并方便操作、维修和消防作业, 有利于人员疏散。
2) 装置中处理同类火灾爆炸危险物料的设备或厂房, 应尽量集中布置, 便于统筹安排防火防爆设施。
3) 装置内的设备, 应尽量布置在露天、敞开或半敞开式的建筑物、构筑物内, 以减少火灾爆炸时造成的损坏。
4) 有爆炸危险的生产部位应布置在单层厂房内, 并应靠近厂房的外墙。若布置在多层厂房内, 易燃易爆的生产部位应布置在最上一层靠外墙处。在有爆炸危险的厂房内, 不应设置办公室、休息室等管理设施。
5) 有火灾爆炸危险的生产厂房, 靠近易燃易爆部位应设置必要的泄压面积, 泄压部位不应布置在邻近人员集中或交通要道处, 以减小对邻近生产装置和建筑物的影响。必要时可设防护挡板或防护空地。有火灾爆炸危险的生产设备、建筑物、构筑物应布置在一端, 也可设在防爆构筑物内, 如爆炸危险性大的反应器与其他设备之间应设防爆墙隔离;若多个反应器, 其间也应设防爆墙相互隔离。明火设备的布置应远离可能泄漏易燃液化气、可燃气体、可燃蒸气的工艺设备及贮罐。
6) 装置内露天布置的设备、贮罐、建筑物及构筑物, 宜按生产流程分区集中布置。
7) 装置的集中控制室、变配电室、分析化验室等辅助建筑物, 应布置在非防火防爆危险区。
8) 装置各类设备、建筑物、构筑物的布置间距, 应满足防火、防爆距离的要求, 合理设置消防通道, 不能使消防作业出现死角, 重视设备联合平台和框架安全疏散通道的连接性, 最大限度的方便作业人员操作和检修。
4 工艺管道的安全设计
1) 工艺管道必须安全可靠, 且便于操作。设计中所选用的管道、管件及阀门的材料, 应保证有足够的机械强度及使用期限。管道的设计、制造、安装及试压等技术条件应符合国家现行标准和规范。
2) 工艺管道的设计应考虑抗震和管道振动、脆性破裂、温度应力、失稳、高温蠕变、腐蚀破裂及密封泄漏等因素, 并采取相应的安全措施加以控制。
3) 工艺管道上安装的安全阀、防爆膜、泄压设施、自控检测仪表、报警系统、安全连锁装置及卫生检测设施, 应设计合理且安全可靠。
4) 工艺管道的防雷电、暴雨、洪水、冰雹等自然灾害以及防静电等安全措施, 应符合有关法规的要求。
5) 工艺管道的取样、废液排放、废气排放等设计, 必须安全可靠, 且应设置有效的安全设施。
6) 输送火灾危险性为甲、乙类介质或有毒、腐蚀性介质的管道, 不应穿过与其无关的建筑物、构筑物。集中敷设于同一管架上的各种介质管道必须留有规定的间距。多层管架中的热料管道应布置在最上层, 腐蚀性介质管道应布置在最下层;易燃液体及液化石油气体管道严禁与蒸汽、热料管道相邻布置;助燃与可燃介质管道之间, 宜用不燃物料管道隔开或保持不低于250mm的间距。
7) 根据输送介质的性质、温度、压力等因素正确选择管材, 不可随意选用代材或误用, 不得使用存有缺陷的管材, 如输送极度危害介质、高度危害介质及液化烃的压力管道应采用优质钢制造;输送可燃介质的管道不得用沸腾钢制造;含碳量大于0.24%的材料, 不宜用于焊制管子及管件。
8) 严格按照工艺条件要求设计。管道的连接方式要合理, 除必要的法兰连接外, 应尽量采用焊接;除另有规定外, 活接头不宜用于有毒介质管道;管道上小口径分支管应采用加强管接头与主管连接;连接不同压力等级管道的阀门、法兰等管道组成件, 应按苛刻条件选用。
9) 无论是单一的危险介质, 还是包含足以造成危害的危险介质的物料, 有关的管道、管件、阀门、垫片等均应根据危险介质的危害程度选用材料和类型。
10) 工艺管道的绝热保温、保冷设计, 应符合设计规范的要求。
11) 腐蚀是导致设备、管道破坏引起火灾的重要原因, 应根据输送物料的腐蚀性合理选择耐腐蚀材料和腐蚀余量。
5 设计缺陷的防范
5.1 增强设计与安全相关联的意识
设计是项目的源头, 只有设计安全才能保证项目本质安全。作为设计人员, 首先要有很强的责任心、使命感, 敬业爱岗。“不伤害别人、不伤害自己、不被别人伤害”, 这段话最有力的保障就是自己的设计成品本质安全。
5.2 做好设计的组织工作
有些设计项目由于要求的工期很紧, 或人员配备、项目组织、时间安排不合理 (如前松后紧) , 致使加班加点工作都很难保证按要求的工期完成设计, 在这种情况下, 赶工期的思想会占上风, 导致违反工作程序, 使设计的严谨性受到影响, 给设计带来风险。
5.3 提高设计人员的素质
人是设计的主体, 人的素质影响着设计的质量。一方面设计者要有创造性思维, 不能总是习惯于用已有的方式方法去解决问题, 要重视自身知识水平的提高。另一方面, 在设计过程中, 要严格执行规范, 设计要详尽。有些问题就是由于设计交代不清楚, 施工单位无所适从简单了事造成的。
5.4 正确使用设计经验
首先, 经历多、阅历丰富是好事, 但过于依赖它, 经常根据以往的经历感性地或定性地做出选择或判断, 而不作更深层次的研究, 就可能一时麻痹, 留下不安全的隐患;另外, 缺乏经验, 对可能会发生的问题缺乏预见, 考虑不周全, 即使存在偏差, 一时也无能力察觉, 也可能造成设计缺陷, 埋下长期的不安全隐患。
5.5 提高设计工作的管理水平
建立完善的技术管理程序, 配备准确齐全的设计基础资料及设计标准、规范, 各专业人员要紧密配合, 减少边缘错误, 校核、审核要严格, 将差错降到最低程度。
5.6 加强信息反馈工作
有了大量的反馈信息, 才能不断地做出调整, 使设计更科学合理, 更加完善。一方面要对自身设计的工程项目进行充分的调查了解, 另一方面还应更多地了解已建各类工程项目, 取长补短。反馈工作做扎实了, 一些失误就不会重演。
5.7 采用先进的设计方法和手段
设计方法和手段的不断进步能有效地提高设计质量。作为设计者, 会受生理和心理等因素的影响, 容易出现偏差, 技术的进步, 极大地补偿了人的缺陷。当前, 计算机辅助设计CAD正在广泛应用, 它使设计工作更高效、更优质, 使一些易出差错的环节不复存在。掌握CAD设计手段是现阶段设计者的基本要求, 也是设计者知识水平不断更新提高的体现。
参考文献
[1]王怀义.石油化工管道安装设计[M].北京:中国石化出版社.
[2]化工工艺设计手册[M].北京:化学工业出版社.
[3]石油化工企业设计防火规范[G].中国石油化工总公司.
石油化工装置本质安全设计 第10篇
1本质安全的层次
本质安全是指通过设计等手段使生产设备或生产系统本身具有安全性,即使在误操作或发生故障的情况下也不会造成事故。其核心是从根源上消除或减少危险,而不是依靠附加的安全防护和管理控制措施来减少危险源和风险的方法[3]。本质安全概念的提出和被广泛接受,与人类科学技术的进步以及对安全文化的认识密切相关,是人类在生产生活实践的发展过程中,对事故由被动接受到积极事先预防,以实现从源头杜绝事故和人类自身安全保护需要,是人们在安全认识上的一大进步。
本质安全可以分为三个层次(见图1),是一种洋葱结构,其核心层为工艺本质安全,中间层为设备仪表的本质安全,最外层为安全防护措施及管理措施。
工艺的本质安全主要是根据物料基本的物理和化学特征,即化学品的数量、性质和工艺路线等,预防设备损坏、人员伤害和环境破坏,而不是单纯依靠控制系统、联锁系统、报警和操作程序来阻止事故的发生。从长期来看,本质安全的工艺是最安全和最经济有效的。
设备仪表的本质安全,就是设备、仪表由于自身设计的特点带来的安全。即使由于操作者的失误或不安全行为的发生,也能保证操作者、设备或系统的安全而不发生事故。主要分为两类,即失误安全型和故障安全型。
安全防护措施及管理措施,就是在选定了原料和技术路线产品方案后,在设计和运行阶段,通过增加安全防护措施和实施有力的安全生产管理方案,增加装置运行的安全性和可靠性。主要包括地理位置选择、工厂总平面布置、防火防爆设施、安全环保消防措施和应急救援措施等方面的内容。
由于技术、资金和人们对客观世界的认识程度等原因,要真正做到本质安全是比较困难的,但具体到某一点、某一台设备、某一个环节上要做到本质安全则是完全可以实现的。同时,本质安全也应该是一个逐步提高和完善的过程。
2实现工艺本质安全的策略
工艺本质安全的实现主要应从危险原料的替代或减少和工艺技术路线的选择等方面考虑。在原料的选择上,用更安全无毒的代替有毒危险性的物料,或者减少危险物料的使用量;在工艺技术路线上,开发新型催化剂,改变温度和压力等操作条件,使其所涉及的化学反应变得温和可控等等。
2.1选用安全的物料或减少危险物料的使用量
化工装置的原料路线千差万别,采用不同的原料结合不同的生产路线可以得到同一种产品,在工艺设计的前期阶段,就应首先考虑采用安全无毒或低毒,环境友好的原料。
如环氧丙烷技术,最初是采用氯气、水与丙烯发生氯醇化反应,生成中间体氯丙醇,然后用石灰水皂化制得环氧丙烷的氯醇法。该法技术成熟,投资较低,但是需耗用大量氯气,生产过程中产生的次氯酸严重腐蚀设备,产生大量石灰渣和含氯废水,综合治理投资较大。为解决使用氯气带来的安全、设备腐蚀和环境污染问题,此后研究开发了共氧化法,该工艺利用不同有机氢过氧化物与丙烯环氧化生产环氧丙烷。根据原料和联产品的不同,该法分为乙苯共氧化法和异丁烷共氧化法。与氯醇法工艺相比,由于不使用氯气,而是采用比较温和的乙苯或异丁烷作为原料,从而减少了污水的排放等。这在一定程度上克服了氯醇法三废污染严重、设备腐蚀性大和需要氯资源的缺点。
如果工艺确定了必须使用高毒性、高危险性物料,则应该从流程上减少危险物料的使用量,因为从对操作人员和对环境的伤害来说,还有持续量和浓度的问题,从火灾爆炸危险性来说,量小危险就小。比如采用短的停留时间、小的反应器、小的塔釜液存量等因素,都可以减低操作危险性。
2.2采用更加先进安全可靠的技术路线
在原料确定的情况下,通过采取切实可行的技术路线,如降低反应的温度或压力,从而降低整个装置的危险,提高安全等级。通过技术创新,研发新的催化剂,开发出更加安全可靠的工艺技术路线。同样一个生产过程,本来在高温高压下很危险,有了新催化剂,可以在常温常压下生产,这样就安全多了。聚乙烯的生产技术就是从高压法到中压和低压技术的转移。
1933年,英国帝国化学公司在一次试验中使用乙烯在高压下合成了聚乙烯。1939年,低密度聚乙烯开始使用高压法工业化生产,但其生产过程中压力高达304.0 MPa,对于设备选型,仪表控制要求非常严格,危险性非常高。随着生产技术和催化剂的发展,高压法生产聚乙烯的增长速度已大大落后于低压法。低压法有淤浆法、溶液法和气相法。淤浆法主要用于生产高密度聚乙烯,而溶液法和气相法不仅可以生产高密度聚乙烯,还可通过加入共聚单体生产中低密度聚乙烯,也称为线型低密度聚乙烯。近年来,各种低压法工艺发展很快。
2.3工艺设计中装置的安全性和可靠性措施
研究表明,石化装置发生的危险性在开停车阶段远远大于装置正常运行阶段。因此,在设计装置时就应考虑操作运行各个阶段的可靠性,而其可靠性依赖于所选择的控制方案的可靠性。
在工艺设计中,根据工艺流程进行工艺安全分析(PHA,Process Hazard Anaylysis)、危险与可操作性分析(HAZOP,Hazard and Operability Analysis)等,对流程中的每个流路、设备、系统进行安全风险分析,考虑事故发生所有可能的因素和风险发生的频率,从而采取必要的措施,将风险降低到可以接受的程度。
在工艺包设计阶段,运用PHA对工艺进行审查,重点从工艺安全角度检查是否存在设计压力、温度、设备选材、选型等方面的问题,以及安全泄压系统和火炬系统的设计是否合适。在基础设计阶段运用国际上通用的HAZOP方法对以工艺和仪表流程图(P&ID)为主的工艺设计文件进行全面的工艺安全审查。即使是一个比较成熟的工艺,由于建设地点、气象条件、周围环境、业主要求、上下游装置等各种因素的影响,工艺上仍会有所不同,有时候变化还比较大。在这种情况下,运用HAZOP审查尤为重要,如果不能识别新的危害并采取相应的措施,则可能产生安全问题。在详细设计阶段应对基础设计阶段以后发生的设计变更及供货商提供的成套设备,尤其是大型压缩机组等成套设备进行HAZOP审查。
3典型案例分析[4]
案例一:2005年,某双苯厂硝基苯精馏塔发生爆炸,造成8死60伤的事故,直接经济损失数千万元,并引发松花江特别重大水污染事件。此次特大事故的直接原因虽然是由于操作人员违反操作规程引起的,但从操作的具体过程看,在高温高压、有毒有害、反应过程复杂、操作过程繁复的岗位,都要求操作工一步一步手工操作,且温度超出工艺要求时无报警和联锁控制及安全泄放措施,说明此次事故的实质仍然是过程控制本质安全化不高的问题。这次事故表明,如果能够在安全分析方面做好工作,提供必要的报警联锁以及后续防止事故扩大的措施,如事故雨水池,就不会造成松花江特别重大水污染的继发性事件,导致近百公里长的高污染水团顺松花江而下,威胁黑、吉两省数百万民众,甚至波及中俄关系。
案例二:2007年,某石化公司“511”硝化装置爆炸,造成5死80伤的事故,厂区内供电系统严重损坏,附近几千名群众疏散转移。爆炸事故的直接原因是硝化系统在处理系统异常时,没有有效的流量、温度控制报警联锁。如果在工艺设计及装置运行过程中,运用本质安全的理念,采取HAZOP分析,对系统设立必要的流量、温度和压力控制,增加安全联锁系统和安全泄压系统,就不会发生如此恶劣的事故。
4结语
本质安全是对石油化工装置“安全第一,预防为主”方针的根本要求,也是安全生产的最高境界。作为设计人员,从工艺设计的起始阶段就应牢固树立本质安全的概念,并将其运用到整个工程设计和装置建设的过程中,为装置的开车、生产和停车检维修等阶段从源头上消除安全隐患,确保装置安全、平稳生产。
摘要：根据近几年发生的石化企业重大安全事故,指出石油化工装置本质安全设计的必要性。从工艺设计的角度出发,阐述了本质安全的层次和策略,并结合典型案例进行了分析,探讨了化工装置本质安全的设计思路。
关键词：本质安全,PHA,HAZOP,工艺设计,化工事故
参考文献
[1]白术波.石油化工工艺[M].北京:石油工业出版社,2008.
[2]刘强.总结事故的特点和规律有效遏制危化品事故[J].劳动保护,2004(10):87-88.
[3]Hendershot D C,Post R L.Inherent safetyand reliability in plant design[C]//Pro-ceedings of the Mary Kay O’Connor ProcessSafety Center Annual Symposium,2000.
