爆炸及火灾危险环境

爆炸及火灾危险环境（通用9篇）

爆炸及火灾危险环境 篇1

1 装置概述

14万t / a年聚丙烯装置是洛阳分公司进一步发展化工的重点工程,由丙烯精制、聚合、挤压造粒、成品包装、仓库及公用工程等部分组成。装置采用国产化第二代环管聚丙烯工艺技术,使用两组串联的液相环管反应器生产聚丙烯均聚物。装置工艺流程见图1。

2 国内外同类装置事故简述

聚合工艺为危险化工工艺,物料尤其是原料多为易燃易爆物质,生产过程中主要存在火灾、爆炸和中毒等危险、有害因素。国内外同类装置事故案例如下:

1) 中石化某厂聚丙烯反应釜检修时,未对丙烯进料阀门加装盲板隔断就进行动火作业,用火人员点火作业时发生爆炸,1人当场死亡。

2)1999年9月,芬兰波尔活的一家聚丙烯试验工厂发生火灾。事故是由于维修工人在清洗反应器阀门的过程中,失误点燃了少量泄漏的丙烯。

3)1995年12月至1998年12月,安庆石化聚丙烯装置闪蒸岗位放料时共发生七起因静电造成的着火事故。

4)1998年5月21日,辽宁抚顺石化聚丙烯装置D902料仓闪燃,料仓变形,仓内出现的饼料堵塞输送管道,影响了正常生产。

5) 某石化公司对三乙基铝钢瓶进行切换操作后,进料罐低位报警信号依然存在,怀疑三乙基铝进料管线堵塞,就用输送固体催化剂专用金属软管作跨接线,把物料引入三乙基铝进料罐。在此过程中,管线突然爆裂,三乙基铝泄漏着火,遇雨水剧烈反应爆炸。

6)2010年7月28日,南京市栖霞区某工地施工队使用挖掘机挖穿地下管道,导致丙烯大量泄漏,迅速扩散后遇点火源引发爆燃,造成重大安全生产事故。

7)1992年,扬子石化公司塑料厂聚内烯装置因粉料干燥不彻底,在输送时静电引燃可燃气体,造成粒料仓烧毁。

从上述案例可看出,聚丙烯装置中火灾、爆炸危险是生产过程的主要危险有害因素,需要采取一定的措施进行监控。

3 危害及控制措施

3. 1 聚合工艺

聚合反应工艺是国家重点监管的危险化工工艺,属于放热反应,其反应过程中热量需及时移出,否则,随物料温度上升,将发生裂解和暴聚,反应所产生的热量会使裂解和暴聚过程进一步加剧,造成设备堵塞,压力骤增,极易引发反应器爆炸。聚合助剂(如三乙基铝) 危险性较大,其添加量需要严格控制。因此,结合其危险特点,确定了聚合工艺监控的重点为聚合装置反应器温度、压力、原料供给系统、丙烯精制、催化剂系统和紧急泄压等工艺过程。

1) 反应器温度控制。本体聚合法生产聚丙烯往往因聚合热不易传导散出而导致危险。本装置反应器R201、R202的温度通过循环水温度控制器进行控制,当反应过程中温度升高时,循环水的冷水补水阀开度增加,带走多余热量。

2) 反应器的压力由稳定罐D202控制,D202的压力靠蒸发一部分丙烯产生,丙烯蒸发量的大小决定压力的大小。设置控制回路,通过压力测定值进行反馈调节,达到控制压力的目的。

3) 紧急情况下,终止反应,反应器自动切断与其它设备联系:

a. 紧急阻聚。主要包括两部分,浓度为10%的CO加入进料特定线终止预聚反应,使整个供料系统全部失去被引发的可能; 在紧急情况下,可直接将浓度为2% 的CO加入反应器R201和R202中。此操作可在控制室自动或手动完成。

b. 聚合物自反应器底部排料。当浆液循环泵故障和阻聚无效时,沉下的固体可排到高压排放罐,反应因低温而中止。此项操作通过操作盘上的手动开关或安装在反应器下部弯管上的压力开关自动进行。

c. 安全阀。作为最后的保护措施,反应器上部安装与高压排放连接的安全阀。事故情况下,大量可燃气体通过排放系统相应设施排向火炬系统。

3. 1. 1丙烯精制

从罐区来的丙烯含有水及硫化物、CO、氧、砷等杂质,当这些杂质含量过高时,会对聚合反应的催化剂体系造成毒害,从而降低催化剂的活性和产品的质量,尤其当硫、砷含量过高时,会使聚合反应无法进行。因此,原料丙烯通过脱硫塔、CO汽提塔、干燥塔、脱砷塔脱除,以不影响随后进行的聚合反应。

储罐等压力容器和设备设置安全阀、压力表、液位计、温度计,并装有数据远传记录和报警功能的安全装置。装置区设氮气、蒸汽管线,检修时用于吹扫和置换。反应过程中,采取可靠的工艺措施,严格控制催化剂含量,确保聚合反应过程的安全性。

3. 2 生产过程中的危险化学品

装置存在丙烯、氢气、一氧化碳、四氯化钛、三乙基铝、氮气、2,5-二甲基-2,5-双-( 过氧化叔丁基)已烷、压缩空气等8种危险化学品,前4种属国家安监局首批重点监管的危化品,丙烯、氢气、三乙基铝是生产聚丙烯产品的主要原料和助剂,具有易燃易爆特点,为装置主要危险化学品。其中,丙烯和三乙基铝总量超过《危险化学品重大危险源辨识》(GB 18218 - 2009)相对应的临界量,构成重大危险源。装置存在火灾、爆炸、中毒的可能性:

1) 聚合装置主要介质为丙烯,设备动静密封一旦泄漏,与空气混合,达到爆炸极限(1% ~15% ) 后,遇明火即可引起火灾、爆炸事故。

2) 氢气作为聚丙烯分子量的调节剂,用来调整聚丙烯分子链长度。其无色无味,爆炸极限宽(4% ~ 75% ),泄漏时遇明火或静电将引发火灾爆炸事故。

3) 反应用助催化剂三乙基铝泄漏遇空气氧化自燃,遇水爆炸分解为AL(OH)3和C2H2等有毒浓烟,出现泄漏会立即燃烧着火。

4) 装置内氮气、CO等窒息性气体,若密闭空间内隔离不到位,气体检测分析不到位,人员无防护进入等,都会导致缺氧窒息。

针对这些危化品,应确定并严格执行以下安全措施:

1) 在可燃、有毒气体可能泄漏的场所,设置气体检测报警器,预警可能产生的泄漏,并传送信号至DCS的操作站(LCD)显示报警和记录。

2) 烷基铝区设置MSDS ( 物质安全数据说明书)告知卡、警示标识等。由于三乙基铝不能接触空气和水,其装卸及操作须在氮气中进行。烷基铝配制间设火焰检测器及联锁系统,如泄漏至空气中引起火灾,联锁系统自动切断所有进入装置的三乙基铝阀门,同时开启氮气阀门。

3) 根据化学品特性,围绕装置危险有害物质泄漏、火灾爆炸、动力故障、原料中断、人员中毒、设备故障等,编制完善的、可操作性强的事故应急预案,定期组织演练,评估和总结,提高事故状态下的应急处置能力。同时,配备必要的防护装备和应急救援器材、设备和物资。

4) 做好相关人员防护用品配备工作。操作人员和作业人员进入现场需佩戴相应的防护用具和便携式有毒、有害气体报警仪,防止中毒。可能接触到液体时,防止冻伤。

5) 对管理人员和操作人员进行安全操作技能培训,不断了解装置危险化学品的特性,熟悉安全管理制度和安全操作规程。

3. 3 聚丙烯粉尘

聚丙烯粉料是高分子化合物,其吸水性差,表面干燥,电阻率大于1016Ωm,爆炸下限 为25 ~ 35 g / m3。生产过程中,聚丙烯粉料在气流输送、存储、除尘等过程中,自始至终存在静电积聚与粉尘爆炸的危险。

1) 由于聚丙烯粉料本身具有可燃性,当粉尘悬浮物与空气形成的混合物达到一定浓度,遇到足以引起粉尘爆炸的起始能量,如明火、静电、电火花等就会发生粉尘爆炸事故。

2) 聚丙烯粉料在汽蒸干燥过程中,未反应的丙烯气体少量残留在聚丙烯粉料中,并在后续工艺过程中不断溢出,若在成品料仓中产生可燃气体积聚,形成爆炸性气体,可能导致爆炸事故。如果料仓中存在粉尘、可燃气体等两种以上爆炸物质时,其混合后所形成的爆炸性混合物爆炸的危险性比单种物质形成的爆炸性更大。

3) 聚丙烯粉料的流动输送过程易于产生静电并造成火灾爆炸事故。粉料在输送、包装过程中与管壁和容器发生磨擦、冲撞,使得粉料颗粒表面带有大量电荷,产生静电。聚丙烯粉料绝缘性好,其本身所带静电不易消除,当静电达到一定量时,便会放电,从而引发可燃气体或粉尘爆炸。据统计,引起聚丙烯料仓爆炸的点火源绝大部分是由于静电放电引起的[1]。

4) 聚丙烯产物黏性大,设备和管道有被堵塞的可能。安全防范措施如下:

a. 落实生产过程中对微细粉尘的管理,确保放电能量小于料仓混合物料的最小点火能。

b. 聚丙烯粉料输送系统与储存系统的设备、管道必须静电接地,接地点要均匀分布,所有法兰、阀门必须进行跨接。

c. 消除料仓及其它容器内的金属突出物、孤立导体及绝缘体等。

d. 保证脱气系统挥发性气体的脱除率和汽蒸系统的正常控制,防止可燃气体进入后系统,避免料仓内大量可燃气体和残存活性物质超标。

e. 粉料必须用热氮干燥,禁止采用热空气干燥。聚丙烯粉料要用氮气输送。

f. 为防止较大能量的静电放电,严格按有关规范要求,保持静电接地系统完好。当班巡检、小岗检、安全检查时,要把粉料、粒料输送系统管线导静电设施是否完好作为检查内容,不完好的及时处理。

g. 按规定穿防静电工作服、防静电鞋,设置导静电地面,保证人体静电间接接地良好。

4 火灾、爆炸危险指数评价

采用美国道化学公司的火灾、爆炸危险指数评价法,对14万t/a聚丙烯装置潜在火灾、爆炸危险较大的催化剂配制、聚合、丙烯回收、聚合物处理、原料精制单元初期危险等级与采取防范措施之后危险等级进行评价。结果见表1:

从表1中可以看出,装置在采取安全措施和预防手段后,火灾、爆炸危险等级降低,达到可接受的程度。因此,有效控制生产过程中存在的危险有害因素,必须对工艺过程中涉及的物料性质、工 艺过程、物料 量、操作参数、仪表控制的自动化程度以及相应的安全仪表设施的配备和维护使用情况进行监控,并采取一系列行之有效的安全防护措施,才能保证装置的安全平稳运行。

摘要：聚丙烯生产过程中的火灾爆炸危险性主要取决于聚合工艺本身的危险特点及所用原料的危险性,如丙烯、氢气、催化剂助剂的易燃易爆性,以及聚丙烯粉料的静电积聚与粉尘爆炸的危险性。列举了国内外聚丙烯装置相关事故案例,并以洛阳分公司14万t/a聚丙烯装置为例,从工艺安全、危险原料及产品的危害控制等方面对装置的火灾爆炸危险及预防控制措施进行了论述。

关键词：聚丙烯,聚合工艺,危险化学品,粉尘,静电,安全

爆炸及火灾危险环境 篇2

联合站火灾爆炸危险性分析

摘要：1.前言 联合站是油田地面集输系统的重要组成部分,主要担负原油脱水、含油污水处理和原油外输任务.工艺过程为各中转站来液进游离水脱除器进行油水分离,含水原油经过电脱水器进一步脱水、稳定后外输,污水经过污水处理站除油后外输或回注.本文通过简要介绍联合站的.生产工艺,对联合站物料、生产过程及主要设备可能存在的火灾爆炸危险性进行了分析.作 者：吴晓玲 作者单位：大庆油田工程有限公司期 刊：油气田地面工程 ISTICPKU Journal：OIL-GASFIELD SURFACE ENGINEERING年，卷(期)：,26(2)分类号：X9

爆炸及火灾危险环境 篇3

关键词:道化学火灾 爆炸危险指数评价法 汽油罐区 安全评价

中图分类号:X937文献标识码:A文章编号:1674-098X(2012)04(a)-0065-02

1 安全评价的定义、目的

安全性评价也称危险性评价或风险评价,它是综合运用安全系统工程的方法对系统的安全性进行预测和度量的一种科学方法。

进行安全评价的目的,是为使安全工作逐步实现标准化、科学化、系统化,以事故预测、预防来代替事后处理,达到控制事故发生的目的。

火灾、爆炸指数评价法是美国道化学公司于1964年首次提出的一种安全评价方法。可用于评价生产、贮存、处理具有可燃、爆炸、化学活泼性物质的化工过程及其供、排水(气)系统等。

2 安全评价

以某港务公司为例,该公司主要是石油、石油产品及其部分液体化工品为主的大型综合性港口。拥有1000～20000方的储罐16座,实际储存容量为41万方。本文利用道化学火灾、爆炸指数评价法对汽油罐区进行安全评价。

2．1 工艺单元危险系数

(1)一般工艺危险系数F1

一般工艺危险系数是确定事故损害大小的主要因素。

①物料处理与输送:本项用于评价工艺单元在处理、输送和贮存物料时潜在的火灾危险性。对于NF=3或NF=4的易燃液体或气体(包括桶装、罐装、可移动式挠性容器和气溶胶罐装)危险系数为0.85。汽油的NF=3,所以在此取0.85。

②通道:汽油罐区面积45000平米,大于2312平米,消防通道符合要求,不必选取危险系数。

③排放和泄露控制:汽油罐区三面有堤坝,能将泄漏液引至蓄液池,但是蓄液池贮液能力小于排放量确定的两个原则之和,选取危险系数为0.25。

(2)特殊工艺危险系数F2

特殊工艺危险是影响事故发生概率的主要因素,特定的工艺条件是导致火灾、爆炸事故的主要原因。

①毒性物质:汽油的物质毒性系数为NH=1,其危险系数为0.2NH=0.2。

②爆炸极限范围内或其附近的操作:某些操作导致空气进入系统,形成易燃混全物。贮有的汽油其温度在闭杯闪点(-45℃)以上且无惰性气体保护,其危险系数为0.5。

③易燃物质和不稳定物质的数量:罐区汽油储量为40万立方,取密度为0.71T/m3,物料总热量值X为:40*104*0.71*18.8*103/0.454=11.76GBTU。由lgY=-0.403115+ 0.378703(lgX)-0.046402(lgX)2-0.015379(lgX)3得出其危险系数Y为:0.85。

④腐蚀:汽油罐按其由OCr18Ni9Ti制作,其腐蚀速率为0.9～1.82g/m2·h,即最大0.21mm/a,由指南:“腐蚀速率大于0.127mm/a,并小于0.254mm/a,其危险系数为0.20。”选取危险系数为0.20。

⑤泄漏——连接头和填料处:垫片、接头或轴的密封及填料处可能是易燃、可燃物质的泄漏源,汽油在法兰连接处可能产生正常的一般泄漏,其危险系数为0.30。

(3)工艺单元危险系数F3

工艺单元危险系数(F3)是一般工艺危险系数(F1)和特殊工艺危险系数(F2)的乘积,用来确定F&EI值以及计算危害系数。

(4)火灾、爆炸指数

火灾、爆炸危险指数(F&EI)是工艺单元危险系数(F3)和物质系数(MF)的乘积。用来估计生产过程中的事故可能造成的破坏。汽油罐区F＆EI=F3*MF=102.48,属于中等危险等级。

2.2 安全措施补偿系数

安全措施可分为三类:

C1——工艺控制;C2——危险物质隔离;C3——防火设施。

(1)工艺控制补偿系数C1

①操作指南或操作规程:

a.正常操作条件——0.5

b.检修程序(批准手续、清除污物、隔离、系统清扫)——1.5

c.设备、管线的更换和增加——2.0

综上可选取补偿系数为:

1.0-(0.5+1.5+2.0)/150≈0.97。

②活性化学物质检查:对于汽油罐区,检查只是在需要的时候才进行,因此补偿系数为0.98。

③其他工艺过程危险分析:汽油罐区可选取的补偿系数的情况为工艺、物质等变更的审查管理——0.98。

(2)物质距离补偿系数C2

排放系统:汽油罐区四周有堤坝以容纳泄漏物,此时不予补偿。

(3)防火措施补偿系数C3

①钢质结构:采用防火涂层,且涂层高度大于10m,补偿系数为0.95。

②消防水供应:在保证消防水的供应上,有独立于正常电源之外的其它电源且能提供最大水量,而且,消防水的供应能保证按最大需水量连续供应6小时。所以选取补偿系数为0.97。

③泡沫装置:汽油罐设置了远距离手动控制的将泡沫注入标准喷洒系统的装置,补偿系数为0.94。

④手提式灭火器材/水枪:安装了带有泡沫喷射能力的水枪,其补偿系数为0.93。

⑤电缆保护:电缆管埋在地下的电缆沟内,补偿系数为0.94。

2.3 工艺单元危险分析汇总

(1)火灾、爆炸指数。

火灾、爆炸指数F＆EI被用来估计生产事故可能造成的破坏。

(2)暴露半径:

暴露半径表明了生产装置危险区域的平面分布,在此暴露半径为:

Y=0.84*102.48*0.3048=26.24(m)

(3)暴露区域:

暴露区域为:3.14*26.242=2162(m2)

(4)暴露区域内财产价值:

对于汽油罐区其更换价值按5000万元人民币即6.02百万美元计。

(5)危害系数的确定:

对于物质系数MF=16的汽油其单元危害系数的计算公式为:Y=0.256741+0.019886(X)+0.011055(X2)-0.00088(X3),(X:单元危险系数F3),在此,Y=0.64。

(6)基本最大可能财产损失:

基本最大可能财产损失是由暴露区内财产价值和危害系数相乘得到的。基本最大可能财产损失(Base MPPD)为:6.02*0.64= 3.85(百万美元)

(7)实际最大可能财产损失:

实际最大可能财产损失(Actual MPDO)为:Actual MPPD=3.85*0.71=2.73(百万美元)

(8)最大可能工作日损失:

估计最大可能工作日损失(MPDO)是评价停产损失(BI)必需的一个步骤。Actual MPPD(X)与MPDO(Y)之间的方程式按正常值为lgY=1.325132+0.592471(lgX),MPDO =38天

停產损失:

停产损失(BI)按下式计算:

BI=(MPDO/30)*VPM*0.70

VPM——每月产值

汽油罐区每月产值为:600万元,所以其停产损失

BI=(38/30)*600*0.70=532(万元)=0.64(百万美元)

装置危险分析汇总

火灾、爆炸指数(F＆EI)

(只显示需采用“危险系数”项)

物料处理与输送采用危险系数0.85, 排放和泄露控制采用危险系数0.25,则一般工艺危险系数(F1)为2.10。

毒性物质采用危险系数0.20,罐装易燃液体采用危险系数0.50,贮存中的液体及气体采用危险系数0.85,腐蚀及磨蚀采用危险系数0.20,泄漏——接头和填料采用危险系数0.30,则特殊工艺危险系数(F2)为3.05。

工艺单元危险系数(F3=F1*F2)为6.405,火灾、爆炸指数(F＆EI=F3*MF)为102.48。

安全措施补偿系数

(只显示需采用“补偿系数”项)

工艺控制安全补偿系数(C1)

操作规程、程序整改后采用补偿系数0.95,化学活泼性物质:整改后采用补偿系数0.91,其他工艺危险分析:整改后采用补偿系数0.91。工艺控制安全补偿系数(C1):整改前0.93,整改后0.79。

物质隔离安全补偿系数(C2)

遥控阀:整改后采用补偿系数0.96,排放系统:整改后采用补偿系数0.91。物质隔离安全补偿系数(C2):整改前1.00,整改后0.87。

防火设施安全补偿系数(C3)

泄漏检测装置:整改后采用补偿系数0.98,结构钢:整改后采用补偿系数:0.95,消防水供应系统:整改后采用补偿系数:0.97,特殊灭火系统:整改后采用补偿系数:0.91,泡沫灭火系统:整改后采用补偿系数:0.92,手提式灭火器材、喷水枪:整改后采用补偿系数:0.93,电缆防护:整改后采用补偿系数:0.94。防火设施安全补偿系数(C3):整改前0.76,整改后0.66。

工艺单元风险分析汇总

火灾、爆炸指数(F＆EI):102.48,暴露半径:26.24m,暴露面积:2162m2,暴露区域内财产价值:6.02百万美元,危害系数:0.64,基本最大可能财产损失——基本MPPD:3.85百万美元,安全措施补偿系数=C1*C2*C3:0.71,实际最大可能财产损失——实际MPPD:2.73百万美元,最大可能停工天数——MPDO:38天,停产损失——BI:0.64百万美元。

生产装置风险分析汇总

工艺单元主要物质:汽油,火灾、爆炸指数F＆EI:102.48,影响区内财产价值:6.02百万美元,基本MPPD:3.85百万美元,实际MPPD:2.73百万美元,停工天数MPPD:38天,停产损失BI:0.64百万美元。

3 评价结论及整改意见

3．1 评价结论

潜在的火灾、爆炸事故的预期损失为基本最大可能财产损失为3.85百万美元,实际最大可能财产损失为2.73百万美元,最大可能停工天数为38天,停产損失为0.64百万美元。

潜在的火灾、爆炸的危险性为中等程度危险。

3．2 建议整改意见

(1)针对汽油罐区可能发生的事故建立事故应急救援预案;(2)对所储存的汽油按大纲进行检查,并把这项检查作为整个操作的一部分;(3)定期对汽油罐区开展定量风险评价;(4)为储罐配置遥控的切断阀,以便在紧急情况下迅速将储罐与管线隔离,且阀门至少每年更换一次;(5)蓄液池能容纳最大储罐内所有物料再加上第二大储罐10%的物料以及消防水一小时的喷洒量;(6)按装可燃气体检测器,能报警和确定危险范围;(7)储罐设计成夹层壁结构,当内壁发生泄露时外壁能承受所有的负荷;(8)设置全自动泡沫喷洒系统。

整改后的情况

安全措施补偿系数:0.45,实际最大可能财产损失——Actual MPPD/百万美元:1.73,最大可能停工天数——MPDO/天: 29,停产损失——BI/百万美元:0.49。

实际最大可能财产损失减少1百万美元,最大可能停工天数减少9天,停产损失降低0.15百万美元。

4 结语

本文详细叙述了对某汽油罐用道化学火灾、爆炸危险指数评价法进行安全评价的整个过程,一方面力求使得该评价方法的实际应用具体化、更加可操作化,另一方面,也希望通过各种数据的分析,加强危险化学品的储存与管理企业的安全意识,提高安全管理水平。

参考文献

[1]化工设备设计全书编辑委员会.大型贮罐设计.上海科学技术出版社,1986.

[2]胡建华主编.油品储运技术.中国石化出版社,2000.

[3]郭振龙等编.工业装置安全卫生预评价方法.化学工业出版社,1999.

[4]田兰,蒋永明,王树藩编.化工安全技术.化学工业出版社,1988.

[5]吴宗之,高进东,魏利军编著.危险评价方法及其应用.冶金工业出版社,2001.

[6]杨泗霖主编.防火防爆.首都经济贸易大学出版社,2000.

爆炸及火灾危险环境 篇4

关键词：硝化过程,火灾爆炸,危险性,事故预防,探究

随着我国经济社会的快速发展,我国化工产业获得空前发展。作为人民生产和生活不可或缺的生产原料和生活用品的危险化学品,生产、储存、运输、使用、交易和废弃处置等各环节企业数量巨大,管理水平良莠不齐,导致我国近年来频繁重大安全事故,给人民生命财产带来巨大损失。

2012年2月28日9时20分左右,位于石家庄市赵县生物产业园的河北克尔化工有限公司一号车间发生爆炸事故,造成17人遇难46人受伤。该公司是专业生产农药以及其他化工产品的企业,主要产品有硫酸铵、硝酸胍(CH6N4O3)、硝基胍等。

1 硝酸胍的危险性

1.1 硝酸胍的基本特性

硝酸胍为白色结晶粉末或颗粒,是一种有机强碱,有氧化性,具有中等毒性,熔点214 ℃。其能溶于甲醇、乙醇和水,不溶于丙酮、苯、乙醚,pH值呈中性,高温下分解且爆炸[1]。本品主要用作炸药,其衍生物硝酸盐、苦味酸盐、氯酸盐及过氧酸盐等,可用作炸药的混合组分,用于矿山爆破、炸药和火箭推进剂。在医药工业中用作生产磺胺脒、磺胺嘧啶等磺胺类药物的原料。也可用于制取油漆工业用的碳酸胍及其他胍盐,以及照相材料和消毒剂等。还可用作分析试剂,以检验络合酸中的胍盐。

1.2 生产原理

硝酸胍是以双氰胺和破碎的硝酸铵按1:2配比混合投料,进入缩合釜在180~205 ℃下进行缩合反应,熔融物经结晶、切片,制得本品[2]。该法工艺简单,能耗低,可靠性强。反应分两步进行,反应式为:

(NH2CH)2+NH4NO3=NH2C(NH)NHC(NH)NH2·HNO3-Q

NH2C(NH)NHC(NH)NH2·HNO3+NH4NO3

=2NHC(NH2)2·HNO3+Q

总反应式为:

NH2CNHNHCN+2NH4NO3=2NH2CNHNH2·HNO3

1.3 工艺流程

1.3.1 工艺流程简述

将双氰胺和硝酸铵按 1:2比例称量,并粉碎,混匀。熔融罐温度升至120~130 ℃之间,开始投料。175 ℃以前,将所有物料加完。温度升至190 ℃以后,将温度控制在193~205 ℃之间,并保温反应40 min。精制罐内加入800 L水或1000 L母液,加3~4 kg活性炭。熔融反应结束,立即往精制罐内放料并开搅拌,再加入适量NaOH溶液调节pH值为9.5左右,并于60~70 ℃脱色30 min。将装好滤袋的过滤器打开,并开其夹层热水阀门保温,精制罐内物料全部压到过滤器,滤液全部压到结晶罐,然后开降温水降温,开搅拌3~5 min,停搅拌15~20 min,温度降至25~30 ℃,放料离心15 min以上。将离心粉碎好的湿料吸入双锥,保持真空0.07 MPa以上,转动双锥30~40 min,再开热水阀门加热干燥3~4 h,锥内温度保持在60~70 ℃。干燥后冷却至室温准确称量包装。

1.3.2 工艺流程简图

1.4 安全措施

硝酸胍为化学物质,助燃,具刺激性,该品对眼睛、皮肤、粘膜和上呼吸道具有刺激作用,过量吸入可致死。高温下释放出氮氧化物气体,对呼吸道有刺激性。强氧化剂。受热、接触明火、或受到摩擦、震动、撞击时可发生爆炸。加热至150 ℃时分解并爆炸。与硝基化合物和氯酸盐组成的混合物对震动和摩擦敏感并可能爆炸。受高热分解,产生有毒的氮氧化物。安全措施包括:

第一、要严格控制原料配比,双氰胺配比偏低则影响硝酸胍的含量,偏高则水不溶物含量迅速攀升;第二、实际生产中,两个反应式往往同时进行,要严格控制反应进程:当整个反应进程过于激烈 或反应局部温度偏高时,即发生双氰胺的分解反应,并可能引发其它副反应,从而造成产品收率偏低;第三、生产过程中反应温度宜控制在 199~203 ℃为最佳,且反应时间要适当;温度过高或时间过长都会导致粗胍中水不溶物含量增加;第四、粗胍精制过程中pH值的调整,国内普遍为8.0~8.5,而依据许多厂的原料情况,pH值一般以9~11为宜,若太低,精胍中水不溶物含量将升高;第五、精制过程中加入无机碱,可在不影响产品质量的情况下,大大提高精制收率,减少硝酸胍损耗,提高经济效益。

2 硝化反应过程的主要危险性

有机化合物中引入硝基,取代其氢原子而生成硝基化合物的反应称为硝化反应,其工艺过程称硝化过程。硝化过程是染料、炸药、农药及某些药物生产的重要反应过程,是有机化学工业中的一种重要化学反应,应用十分普遍[3]。

首先,硝化反应是放热反应,温度越高,硝化反应的速度越快,放出的热量越多,越极易造成温度失控而爆炸;其次,被硝化的物质大多为易燃物质,有的兼具毒性,如苯、甲苯、脱脂棉等,使用或储存不当时,易造成火灾;再次,混酸具有强烈的氧化性和腐蚀性,与有机物特别是不饱和有机物接触即能引起燃烧。硝化反应的腐蚀性很强,会导致设备的强烈腐蚀。混酸在制备时,若温度过高或落入少量水,会促使硝酸的大量分解,引起突沸冲料或爆炸;最后,硝化产品大都具有火灾、爆炸危险性,尤其是多硝基化合物和硝酸酯,受热、摩擦、撞击或接触点火源,极易爆炸或着火。

3 硝化反应过程的安全措施

一是制备混酸时,应严格控制温度和酸的配比,并保证充分的搅拌和冷却条件,严防因温度猛升而造成的冲料或爆炸。不能把未经稀释的浓硫酸与硝酸混合。稀释浓硫酸时,不可将水注入酸中。

二是必须严格防止混酸与纸、棉、布、稻草等有机物接触,避免因强烈氧化而发生燃烧爆炸。

三是应仔细配制反应混合物并除去其中易氧化的组分,不得有油类、酐类、甘油、醇类等有机物杂质,含水也不能过高;否则,此类杂质与酸作用易引发爆炸事故。

四是硝化过程应严格控制加料速度,控制硝化反应温度。硝化反应器应有良好的搅拌和冷却装置,不得中途停水断电及搅拌系统发生故障。硝化器应安装严格的温度自动调节、报警及自动连锁装置,当超温或搅拌故障时,能自动报警并停止加料。硝化器应设有泄爆管和紧急排放系统,一旦温度失控,紧急排放到安全地点。

五是处理硝化产物时,应格外小心,避免摩擦、撞击、高温、日晒,不能接触明火、酸、碱等。管道堵塞时,应用蒸气加温疏通,不得用金属棒敲打或明火加热。

六是要注意设备和管道的防腐,确保严密不漏。

4 泄漏应急处理

4.1 应急处理

隔离泄漏污染区,限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴防尘面具(全面罩),穿防毒服。不要直接接触泄漏物。勿使泄漏物与有机物、还原剂、易燃物接触。小量泄漏:用洁净的铲子收集于干燥、洁净、有盖的容器中。大量泄漏:收集回收或运至废物处理场所处置。

4.2 操作注意事项

密闭操作,提供充分的局部排风。操作人员必须经过专门培训,严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴头罩型电动送风过滤式防尘呼吸器,穿胶布防毒衣,戴氯丁橡胶手套。远离火种、热源,工作场所严禁吸烟。远离易燃、可燃物。避免产生粉尘。避免与还原剂接触。搬运时要轻装轻卸,防止包装及容器损坏。禁止震动、撞击和摩擦。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。倒空的容器可能残留有害物。

4.3 储存注意事项

储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。包装密封。应与易(可)燃物、还原剂等分开存放,切忌混储。储区应备有合适的材料收容泄漏物[4]。

5 结 语

新修订的《危险化学品安全管理条例》(国务院第591号令)已经于2011年12月1日正式施行,但是,目前国家仅靠安监、环保等部门来进行管理是远远不够的,考虑到危险化学品安全管理涉及环节多,相关部门只有相互配合、密切协作,才能依法加强对危险化学品的安全监督管理。安全生产时化工生产的保障,要充分发挥现代化工生产的优势,必须实现安全生产,确保生产长期连续、安全的运行。发生事故就会造成企业不能正常运行,影响生产能力,造成一定的经济损失。安全生产是化工生产的关键,化工新产品的开发、新产品的试生产必须解决安全生产问题,否则便不能进入实际生产。

总之,针对危险化学品灾害事故的处置,我们必须坚持“尽早发现、初期控制、快速疏散、及时抢救、消除毒源、全面洗消”的原则,只有这样,才能彻底有效地完成应急救援任务[5]。与此同时,教育从业人员在作业过程中,应当严格遵守安全生产规章制度和操作规程,加强培训,努力提高安全生产技能。未经安全生产教育和培训合格的从业人员,不能上岗作业。真正贯彻落实《国务院关于进一步加强安全生产工作的决定》,强化管理,提高安全防事故的意识,真正把“以人为本,安全第一”落到实处。

参考文献

[1]张海峰,曹永友.常用危险化学品急速查手册[S].北京:中国石化出版社,2009:61-62.

[2]徐寿昌.有机化学[M].北京:高等教育出版社,2003:101-102.

[3]韩世奇,韩燕晖.危险化学品生产安全与应急救援[M].北京:化学工业出版社,2008(5):21-22.

[4]梁坤,汤一文,陈明红,等.危险化学品安全管理与技术[M].北京:高等教育出版社,2011:10-11.

爆炸及火灾危险环境 篇5

DOW方法是根据单元物质系数MF、工艺条件 (一般工艺危险系数F1和特殊工艺危险F2) , 通过一系列系数计算 (单元火灾爆炸指数F&EI、影响区域、破坏系数DF等) 确定单元火灾爆炸危险程度 (最大可能财产损失、采取安全措施后的最大可能财产损失、最大可能工作日损失和停产损失BI等) , 并与安全指标比较、判定事故损失能否被接受的评价方法。该方法主要用于评价生产、贮存、处理易燃易爆、化学活泼性物质的化工过程和其他有关工艺过程 (如污水处理、公用工程、整流、变压、锅炉、发电等设备和中试装置等) 。

2 油气工艺处理流程描述

选取某海上油田井口平台油气处理工艺。该平台油气处理过程包含原油工艺系统流程和天然气工艺系统流程。

原油工艺系统流程:井口平台油井和油气井生产的流体经油嘴节流后进入生产管汇, 单井产液进入油井测试分离器进行计量, 计量后与生产管汇产液汇合, 输至中心平台上的原油处理系统进行集中处理。

天然气工艺系统流程:气井生产的流体经气嘴一次节流后进入气井生产管汇, 单井产液进入气井测试分离器进行计量, 计量后与生产管汇产液汇合, 输至中心平台上的气处理系统表1.1 DOW评价补偿措施进行集中处理。工艺流程图2-1:

3 工艺设备及参数选取

4 计算与结果分析

根据上述基础数据, 利用道化学火灾爆炸指数评价法, 结合海上油气处理的工艺特征和安全管理措施, 对各项基本参数进行选取并计算, 得出如下计算表:

通过计算结果可以看出, 各工艺设备修正火灾爆炸指数等级均较低, 这说明在海上这一特殊环境条件下的石油开采, 安全防护措施占有举足轻重的地位, 应严格执行各项安全管理规定和操作规程, 同时对各工艺设备的设计、安全性能要求也相对较高。

海上油气开采是一项高危险的工作, 通过对工艺设备的火灾爆炸指数模拟, 了解各工艺设备的危险性等级, 可以给予海上作业人员借鉴, 了解设备的固有危险性等级, 从而加强安全防护, 降低事故发生概率。

结论

本文采用DOW指数法, 对油气处理流程的工艺设施进行了风险分析。通过分析可知, 各设备的固有危险等级经补偿后都降为“较轻”或“最轻”, 风险水平较低。这主要是安全管理到位和采取风险防范措施的结果。

因此, 在项目的设计中必须采取严格的安全防护措施, 在工程正常运行过程中, 应加强对设备的管理维护和完善各项管理制度, 保证各个单元安全运行。

参考文献

[1]闪淳昌.建设项目 (工程) 劳动安全卫生预评价指南[M].大连:大连海事大学出版社, 1999.

[2]国家安全生产管理总局安全评价煤炭工业出版社, 2005

爆炸及火灾危险环境 篇6

1 评价方法及评价过程

油气系统充满火灾爆炸危险性,评价采用DOW火灾爆炸危险指数法对装置进行危险性评价。该评价方法是以物质系数为基础,求出DOW指标系数、补偿系数、确定火灾爆炸指数,再根据指数大小分级及整体危险程度,采取相应对策进行安全控制。火灾爆炸指数评价法是对工艺及所含物料的潜在火灾爆炸和反应性危险进行逐步推算来进行客观评价。评价过程中定量的依据是物质潜在能量和现行安全防灾措施的状况。

2 油气系统评价

2.1 工艺选取为油气系统单元

油气系统单元工艺:装车栈台油气→油气汇集管路→气液分离器1→喷射器→气液分离器2→吸收塔;工艺通过气液分离器经喷射器将油气抽入吸收塔。

2.2 物质系数MF的确定

油气主要成分为汽油,汽油的物质系数MF值为16,不需要进行温度修正。

2.3 工艺单元危险系数F3

2.3.1 一般工艺危险系数F1的确定

一般工艺危险系数的确定如表1所示。

该单元混合油气只是物理输送过程和物理溶解过程,不存在化学反应,所以放热反应系数和吸热反应系数均不取。输送富油和汽油混合油气且在连接末端装卸车辆,取物质的处理和输送系数为0.5。由于装置是露天放置,所以不取封闭或室内工艺单元系数。油气系统操作区面积1 000 m2,油气回收装置南北各有一条通道作为紧急救援通道通向装置区域,其中一条通向经九路,但消防水系统达不到稳定高压状态,压力偏低,取通道系数为0.25。该单元系统内的物料都是混合可燃气体,一旦泄漏形式爆炸混合物遇火源可能发生火灾或爆炸,所以排放和泄漏控制系数取最大值0.5。由此确定出油气系统一般工艺危险系数F1的值为2.25。

2.3.2 特殊工艺危险系数F2的确定

特殊工艺危险系数的确定如表2所示。

由于装置吸收气体包括化纤液体燃料挥发气,含有大量的工业三苯有毒气体,汽油的NH值为1,苯的NH值为2,所以毒性物质系数取0.2×NH=0.4。油气吸入工艺采用喷射器产生负压,参照标定期间富气的流量计瞬时计量值是450m3/h左右,气液分离器上方的管线系统真空表压力值有时达1～3个压力。所以取负压操作系数为0.5。由于采用负压操作系数,燃烧范围或其附近操作系数及释放压力系数不予考虑,工艺单元内不存在粉尘爆炸,粉尘爆炸不予考虑。工艺操作温度为常温,夏季利用循环水对富油做降温处理,装置采用碳钢结构假定转变温度为10℃,冬季操作温度可能低于转变温度,所以取低温系数为0.3。

工艺储存能量的确定:由于槽车帽口挥发造成火险,考虑到如出现火险,槽车内液体必将释放大量能量,所以最大泄漏量考虑为12节槽车装满时储存的能量,12节槽车装满时储存汽油为540 t(每车按45 t计),则工艺单元中可燃烧物总量对应的总热量为(汽油燃烧热值18.8×10 3BTU/Ib):

根据储存中总能量与危险系数曲线图(Ⅰ类易燃液体),查得储存总能量危险系数为0.96。

装置均按照检修计划测量管线壁厚,定期进行防腐蚀处理,取腐蚀系数为0.2。泵及法兰连接处产生正常的一般泄漏,取泄漏系数为0.3。单元内没有大容量的转动设备会带来危险,不取转动设备系数。因此,特殊工艺危险系数F2为3.66。

2.4 油气系统火灾、爆炸指数

油气系统单元工艺危险系数F3

油气系统火灾、爆炸指数为:

2.5 油气系统安全措施补偿系数(C)的确定

2.5.1 工艺控制系数(C1)

在工艺控制的各个环节中,部分有补偿措施,部分没有。没有补偿措施的补偿系数定为1,其它按照规定进行取值。

由于应急电源与油气吸入系统无关,取系数为1。整个装置无冷却系统,取冷却系数为1。系统有抑爆装置,取抑爆系数为0.98;整个装置无计算机控制,取系数为1。单元采用蒸气或氮气吹扫,但吹扫需要人工操作或启动,取惰性气体系数为1。有正常的操作规程,对于规定的12条重要条款,只有装置启动条件、超负荷操作条件、设备管线的更换或增加等条款不具备,其占分值3.5分。则补偿系数取为0.98。单元没涉及活性化学物质,取活性化学物质系数为1。由新加坡诺卫公司统一指导对工艺过程进行JHA分析,对设备组织进行SCL检查表分析,并在日常管理中发挥重要作用;取工艺危险分析系数为0.95。

工艺控制安全补偿系数是各环节补偿系数的乘积,为:C1=0.8941

2.5.2 物质隔离系数(C2)

物质隔离安全补偿系数如表4。

工艺配备有遥控的紧急切断阀,实现紧急切断功能,取遥控阀系数为1。单元有切入瓦斯系统的管线,能实现备用泄压取补偿系数为0.98。吸入单元不具有自排放功能,处理后的富气可进放散管实现高空排放,取排放补偿为1。油气吸入单元不具备联锁功能,取联锁系数为0.98。

物质隔离安全系数仍是各环节补偿系数之积,为:C2=0.9604

2.5.3 防火措施系数(C3)

防火设施安全补偿系数见表5。

装置配备了可燃性气体报警器,能确定危险的范围,取泄漏补偿系数为0.98。装置区所有承重钢结构都涂有防火层,且涂覆高度均在5 m以上,取钢性补偿系数为0.98。装置消防水系统压力达7个压力,取补偿系数为0.97。单元无特殊系统,取补偿系数为1。单元无喷洒系统,取洒水补偿系数为1。单元无水幕系统,取补偿系数为1。单元内无全自动泡沫系统,取补偿系数为1。配备充足的手提式灭火器和推车式灭火器,取补偿系数为0.98。装置区内电缆均采用地下铺设,取补偿系数为0.98。

防火措施安全系数为各环节补偿系数的乘积:

2.6 补偿后的油气系统火灾、爆炸指数(C)

总补偿系数C:

2.7 油气系统单元危害系数

由于单元的主要危害物质是汽油,其物质系数MF为16,单元工艺危险系数(F3=F1F2)的值为8,根据物质系数MF和单元工艺危险系数查单元危害系数计算图可得单元危害系数为0.67。表示在单元影响区域内,一旦发生火灾、爆炸,有67%的部分将遭到破坏.

2.8 油气系统单元危险分析

2.8.1 油气系统单元暴露半径

2.8.2 油气系统单元暴露区域

暴露区域面积暴露区域体积V1=S1R1=53 263m3

2.9 评价结果

DOW火灾爆炸危险指数法与危险程度的关系如表6。

由于油气系统火灾、爆炸指数(F&EI)为128,根据F&EI值及危险等级分类,油气系统火灾、爆炸危险程度等级为“很大”级别;补偿后的油气系统火灾、爆炸指数(F&EI)为100.35;火灾、爆炸危险程度等级降为“中等”级别。

油气系统单元危害系数为0.67,表示在单元影响区域内,一旦发生火灾、爆炸,有67%的部分将遭到破坏。油气系统单元暴露半径为25.69 m,暴露区域面积为2 073 m2,暴露区域体积为53 263 m3。

3 安全对策措施

作为改造后已经运行达6年的油气回收装置系统,降低系统装置火灾爆炸危险性,减少事故可能造成的人员伤亡和财产损失的对策主要从安全技术措施和安全管理措施及安全培训教育三方面来综合考虑,安全控制的重点是油气系统单元。

牢固树立“安全第一、预防为主”的安全生产意识,建立包括安全思想政治教育、安全技术知识教育和安全管理知识教育在内的企业安全文化教育体系,建立严格的安全管理制度,建全完善的安全管理机构网络。严格执行QHSE控制体系文件,加大安全投入,加强系统的安全监测频次,提高监测水平。

针对系统工作特点,制定系统突发事故处置预案,并组织岗位职工培训;以便系统发生异常时能准确、迅速地采取有力措施,争取在事故初始阶段得到有效控制,防止事故扩大造成更大损失。在区域内进行检修施工等,严格落实用火作业制度和程序,对区域内存在的电器设施,落实有关电气安全技术措施,必要位置限制使用安全电压。区域内设施必须采用本质安全型,使用相应防爆等级要求的设备。保证单元在用设施的安全维护,保证有关的安全生产投入。

爆炸及火灾危险环境 篇7

1 液化天然气火灾、爆炸危险性

液化天然气 (LNG) 的组成绝大部分是甲烷, 其储存温度为-162℃, 具有低温、易挥发和易燃易爆的特性。人体接触低温的液化天然气将引起冻伤。泄漏的液化天然气很容易挥发, 天然气与空气的混合物具有爆炸性。

LNG为甲B类火灾危险品, 具燃爆性, 引燃温度482~632℃, 遇明火高热易引起燃烧爆炸, 与氟、氯等能发生剧烈的化学反应。天然气在爆炸范围内与空气混合, 遇到火花可能发生爆炸事故, 同时, 高浓度的天然气对人体有一定的危害作用。LNG在静电火花、明火火源、雷击、电气火花、机械火花以及爆炸事故等诱发下, 均有发生火灾的可能, 火灾危险性的大小与危险物质的多少及生产性质、操作管理水平、环境状况等有直接关系。

根据《石油和天然气工程设计防火规范》 (GB 50183—2004) 的有关规定, LNG接收站可能出现的危险环境为爆炸性气体环境, 火灾爆炸危险性为:

1) 线路截断阀室:甲类生产类别;2区危险区域。

2) 输气站场工艺装置区:甲类生产类别;2区危险区域。

根据工艺及站场要求, 末站建筑物均为单层。建筑耐火等级为二级。防火和安全疏散均满足《建筑设计防火规范》 (GB 50016—2006) 的要求。

沿线阀室属于有爆炸、火灾危险的厂房, 其设计除满足各专业的工艺要求外, 还需考虑防爆和泄爆的问题。

天然气是一种无色无味的气体, 比空气轻;天然气易燃易爆, 在空气中的爆炸极限为5%~15.8% (V%) 。天然气为窒息性气体, 空气中天然气浓度过高时, 人可因缺氧而头疼、呼吸困难, 甚至昏迷、窒息而死。由于天然气易燃、易爆且为窒息性气体, 当其与空气的混合物达到一定浓度并遇到火源后, 就有燃烧爆炸危险;而当其泄漏到操作环境中时, 会造成窒息危害。液化天然气储存、输送及气化过程的火灾危险性为甲类。

根据事故调查结果, 液化天然气在装卸、储存、气化及输送过程中存在的主要泄漏事故包括:

1) LNG船上储罐管道及阀门发生泄漏;

2) LNG卸船作业过程中发生的泄漏;

3) LNG储罐罐顶管道及阀门发生的泄漏;

4) 低压/高压泵和高压外输设备发生的泄漏;

5) 接收站及码头上LNG或天然气输送管线发生的泄漏。

液化天然气一旦从管道及阀门泄漏, 一小部分立即急剧气化成蒸气, 剩下的泄漏到地面, 沸腾气化后与周围的空气混合成冷蒸气雾, 在空气中冷凝形成白烟, 再稀释受热后与空气形成爆炸性混合物。形成的爆炸性混合物若遇到点火源, 可能引发火灾及爆炸。

泄漏孔径的大小、泄漏方向、点火延迟时间等因素导致天然气管道泄漏引起的火灾爆炸形式不同, 有可能会引起垂直喷射火、水平喷射火、闪火等。当系统、压力容器或承压设备处在火灾发生的现场时, 系统、压力容器或承压设备内的介质就会受热, 体积膨胀, 出现超压现象, 这些设备受火灾影响越长, 所产生的压力就越高, 其危险性就越大。

液化天然气泄漏后形成的冷气体在初期比周围空气比重大, 易形成云层或层流。泄漏的液化天然气的气化量取决于土壤、大气的热量供给。刚泄漏时气化率很高, 一段时间以后趋近于一个常数, 这时泄漏的液化天然气就会在地面上形成一种液流。若无围护设施, 则泄漏的液化天然气就会沿地面扩散, 遇到点火源可引发火灾。

事故状态时设备的安全释放设施排放的液化天然气遇到点火源, 也可能引发火灾。

根据事故调查结果, 液化天然气卸船、储存、输送及气化过程中产生的火灾爆炸事故主要包括:

1) LNG大量泄漏到地面或水面上形成液池后, 被点燃产生的池火灾;

2) LNG输送设施、管线内LNG泄漏时被点燃产生的喷射火灾;

3) LNG泄漏后形成的LNG蒸气云被点燃产生的闪火;

4) 障碍/密闭空间内 (如外输装置区) LNG蒸气云被点燃产生的蒸气云爆炸事故。

5) 输气管线工艺操作压力最高达8.0 MPa, 且变化较大, 因此存在由于过压、疲劳等引起的与压力容器有关的事故。

另外C2及C3+生产、装车过程及储罐储存过程中如泄漏时遇到点火源将会引起火灾、爆炸。

输气站场工艺装置区及线路截断阀室均为甲类火灾危险区域, 分属爆炸危险2区, 管道输送介质天然气为易燃易爆性气体。

输气管道一旦发生火灾爆炸事故, 后果往往较为严重, 不仅造成人民生命财产的损失, 同时还会带来很严重的社会影响。因此, 火灾爆炸事故危险是LNG工程最为突出的危险因素。

近年来, 安全生产的设计理念不断提升, 除设计中采取的防爆措施之外, 还应备有以防万一的手段, 尽量贯彻本质安全的理念。LNG存储和输送过程中, 爆炸的破坏力主要体现在超压冲击波、高温辐射热、以及高速冲出的容器碎片[1], 其中以超压冲击波的破坏后果最为严重。为了尽量减少超压冲击波造成的安全和经济损失, 应在条件许可的条件下, 尽量增大设备之间、单元之间的间距。

LNG接收站设计中的总图布置应考虑以下安全原则:

1) 满足装置安全施工、操作及维修;

2) 提供足够的LNG泄漏收集空间;

3) 主要工艺设施间考虑足够的安全间距以免一个区域发生事故时影响其它区域, 并考虑消防设施运用的可能性;

4) 满足厂区内人员及围墙附近的动物在灾难性或重大事故时安全疏散的要求;

5) 考虑LNG池火灾或烃类火灾的热辐射计算结果, 降低易燃物料泄漏范围, 并考虑蒸气云爆炸或引燃易燃物气云的事故后果;

6) 考虑火源与可能的易燃物释放源的安全距离;将任何灾难性的事故仅限制在一个生产单元内并消除并发事故;

7) 保证设备的安全距离, 以使当一个设备处于危险状况时另一个设备仍可以正常运转;

8) 危险物品应分类存放以防止事故扩大;

9) 火灾或爆炸事故时能保护重要设施, 如消防水系统、主控室、事故电源、消防站以及有人停留的建筑;

10) 火灾时能保证消防人员的紧急撤离及保护紧急停车设施;

11) 保证厂区内外人员及设备的安全。

2 定量危险性分析

目前在安全设计中, 需通过定量危险分析来确定建筑物受到的爆炸力, 以便采取相应的爆炸结构或者加大爆炸源与建筑物之间的距离。

一般来说, 定量危险分析的步骤如下:

1) 数据收集;

2) 潜在的重大爆炸危险源辨识;

3) 释放计算;

4) 扩散模拟;

5) 火灾爆炸模拟;

6) 影响评价;

7) 提出可行的爆炸防护措施的建议;

8) 研究结论和编写报告。

3 工程实例

下面给出两个LNG接收站项目中的爆炸和火灾危险模拟和分析的实际例子。

以LNG接收站1为例, 介绍定量危险分析在爆炸事故模拟分析中的应用;以LNG接收站1和LNG接收站2为例, 介绍定量危险分析在火灾分析中的应用。具体模拟及分析内容如下:

LNG接收站1:

1) 对储罐的罐底结构在有附近可燃气体发生爆炸下进行安全性分析, 以确认目前设计压力的可靠性;

2) 考察泄漏在罐底引起爆炸的可能性;

3) 考察潜在爆炸危险源的喷火、闪火等对安全间距的影响情况。

LNG接收站2:考察潜在爆炸危险源的闪火对安全间距的影响情况。

3.1爆炸事故模拟及分析

LNG接收站接卸由LNG远洋输送船运来的LNG, 在LNG储罐内储存, 气化后的天然气通过输气管线送至用户。

接收站工程包括LNG卸船、LNG储存系统、BOG处理系统、LNG输送及气化系统、天然气输送系统、LNG汽车装车、火炬放空系统、公用工程系统 (a、海水系统;b、仪表风系统;c、氮气系统;d、燃料气系统) 及辅助生产系统。

LNG接收站的主要工艺流程是接收、储存和气化LNG, 调压后向干线管道供气, 接收站工艺流程框图见图1:

3.1.1爆炸危险源辨识

根据每个工艺设备的下述操作参数进行爆炸危险源辨识:

1) 物质的特性 (依其可燃性) ;

2) 容量;

3) 操作压力和操作温度。

对LNG接收站1的储罐可能产生影响的爆炸危险源主要有三个:C2+回收罐;工艺处理区;BOG压缩区, 而其中以C2+回收罐区发生爆炸的可能性最大。当物料由于阀门及焊口泄漏在空气中扩散, 遇点火源时可能发生爆炸, 爆炸产生的超压冲击波对储罐产生影响。

3.1.2模拟结果及分析

根据储运工艺提供的热平衡数据、物料平衡数据, 利用国际通用的DNV软件中的PHAST模块, 并结合以往LNG输送系统发生过的事故教训, 对LNG接收站1各种可能的爆炸事故后果进行了定量计算和分析。

1) 爆炸超压冲击波的影响

LNG接收站1中潜在爆炸危险源爆炸超压波示意图见图2。

图2的计算结果表明:LNG接收站1中的LNG罐处在140~50 mbar的超压冲击波区域间。

在PHAST软件中, 假设气云含有足够的能量并且被点燃。由于可燃气云燃烧, 能量迅速释放, 产生足够的压力, 能够造成建筑物结构的破坏。在爆炸分析中, 爆炸负荷和冲击波的持续时间用于确定建筑物的设计能否承受特定的超压爆炸水平, 爆炸超压冲击波对建筑的影响见表1:

由表1可知, 由于LNG接收站1中的LNG罐处在140~50 mbar的超压冲击波区域间, 罐底结构可以承受爆炸冲击的影响, 结构安全。

有文献指出, 甲烷与空气混合物的爆炸压力峰值为0.66 MPa;乙烷与空气混合物的爆炸压力峰值为0.68 MPa;丙烷与空气混合物的爆炸压力峰值为0.67 MPa;丁烷与空气混合物的爆炸压力峰值为0.69 MPa[2]。

文献数据表明, LNG接收站1中的LNG罐处于的超压冲击波区域, 罐底结构可以承受爆炸冲击的影响, 结构安全。

2) 储罐泄漏事故概率及扩散分析

a) 储罐泄漏事故的概率分析

储罐发生事故的概率如表2所示:

由于安全破裂概率较低不再考虑其可能性。所以取概率最大的25 mm泄漏对LNG接收站1中的储罐进行分析。

b) 扩散分析

采用PHAST计算:结果见表3:

表3中计算结果表明, 乙烷罐及丙烷罐的泄漏扩散不可能在LNG罐底形成爆炸环境。

同时, 根据爆炸理论, 罐底没有点火源, 目前没有发生过, 是零概率事件, 如果万一有乙烷泄漏到罐底, 也不会发生爆炸 (不可信事件) 。

3.2火灾事故模拟及分析

3.2.1储罐LNG泄漏扩散模拟

采用PHAST计算LNG接收站1和LNG接收站2的罐内LNG泄漏扩散, 计算条件见表4:

泄漏扩散计算结果见表5:

表5的计算结果表明, 储罐内LNG泄漏扩散, 可形成喷火。

3.2.2喷火影响模拟

a) 计算输入数据见表6:

b) 计算结果见表7:

表7中的计算结果表明, 根据两个接收站的实际参数, 高压泵及气化器入口间距保证90 m之外, 平面对LNG储罐是安全的。

4 结语

1) 实际生产过程中, 产生爆炸事故的原因多样而复杂, 爆炸模型和火灾模型难以完全准确描述实际生产过程, 爆炸力定量计算以及火灾模拟计算的结果在实际生产中仅供参考。

2) LNG接收站1的LNG储罐附近区域如果发生爆炸, 则由于储罐位于140~50 mbar的超压冲击波区域间, 罐底结构可以承受, 结构安全;乙烷罐及丙烷罐的泄漏扩散不可能在接收站1的LNG储罐罐底形成爆炸环境。

3) LNG接收站1和LNG接收站2的罐内LNG泄漏扩散可形成喷火, 喷火计算结果表明, 两个接收站的平面布置是安全的。

参考文献

[1]刘国芬.浅谈炼油厂爆炸危险源辨识及防爆措施[J].石油化工安全环保技术, 2010, 26 (2) :12-14.

爆炸及火灾危险环境 篇8

液化石油气 (英文名称L i q u e f i e d Petroleum Gas, 简称LPG) 是一种使用方便, 发热值高的清洁燃料和重要的化工原料。液化石油气槽车是现阶段比较常用的运输液化石油气的交通工具, 具有方便、省时、效率高等优点。目前, 液化气槽车最大装量达28.5吨, 运输横跨南北东西, 这些大型槽车成为移动的重大危险源。一旦发生交通事故或其他原因引发泄漏, 液化气极易与空气混合形成爆炸性气体, 短时间内大量泄漏还会形成庞大蒸汽云, 遇静电或堵漏产生的火花就会发生火灾爆炸事故。因此对于液化石油气槽车在运输过程中的火灾爆炸危险性分析和处置措施的研究有着十分重要的意义。

1 液化石油气槽车的危险特性

1.1 液化石油气的危险特性

1.1.1 毒性较大

毒理学研究表明, 大量吸入高浓度液化石油气时可产生单纯性窒息和中枢神经系统的抑制, 主要表现为窒息感, 若液化石油气同时含有硫化氢则毒性增加。早期有头晕、头痛、恶心、呕吐、乏力等表现, 严重者可出现直视、昏迷、呼吸困难、四肢强直、去大脑皮质综合征等。

1.1.2 火灾危险性大

液化石油气的爆炸速度为2000m/s~3000m/s, 火焰温度高达2000℃, 沸点低于-50℃, 自燃点为446℃~480℃。当一有火情, 即便在远方的液化石油气也会起燃, 形成长距离大范围的火区, 灾害异常猛烈。液化石油气液体发热值为46.1MJ/kg, 气体的发热值为92.1MJ/m3~108.9MJ/m3, 约为焦炉煤气的6倍多, 由于其燃烧热值大, 四周的其他可燃物也极易被引燃。

1.1.3 冻伤性

液化石油气储存于罐或钢瓶中, 在使用时减压又由液态气化变为气体。一旦设备、容器、管线破漏或钢阀损坏, 大量液化石油气喷出, 由液态急剧减压变为气态, 并大量吸热, 结霜冻冰。若有人员在附近, 极有可能受到冻伤。

1.1.4 易扩散性

液化石油气由液相变为气相, 体积变化很大, 气相体积是液相的250~300倍。液化石油气汽化后易随空气流动, 扩散距离远、扩散面宽, 一处引燃波及一片, 并向泄漏点扩散燃烧。

1.1.5 静电积聚性

液化石油气是经过加工处理的洁净石油产品, 电导率较低, 一般在10-10~10-12之间。在输送与装卸过程中, 流动、喷射、过滤、冲击可能积蓄大量静电荷。当两个带电体之间的电位差达到一定数值, 并产生了适当的放电条件, 周围若再存在处于爆炸范围内的混合气体时, 就会发生静电爆炸事故。这类事故主要发生在车辆衔接处、装卸过程中。

1.2 蒸气云爆炸 (VCE) 定量评价

蒸汽云爆炸 (V C E, V a p o r C l o u d Explosions) 是由于气体或易于挥发的液体可燃物的大量快速泄漏, 与周围空气混合形成覆盖范围很大的“预混云”, 在某一有限空间遇点火源而导致的爆炸。液化石油气槽车上装有液化石油气的罐体一旦发生泄漏, 泄漏的液化石油气会在空气中发生初始闪蒸气化, 瞬时产生大量蒸气。蒸气云内的物质难以在短时间内自发均匀分布, 其分布特性由泄漏量、泄漏速度及泄漏地点等因素确定。当其体积比在爆炸极限 (1.5%~9.5%) 以内并遇点火源时, 便发生蒸气云爆炸事故。蒸气云爆炸一旦发生, 后果非常严重。泄漏的液化石油气与空气充分混合, 在一定范围内积聚起来, 一经点燃, 其爆炸过程极为剧烈, 火焰前沿速度可达50~100m/s, 形成爆燃。对蒸气云覆盖范围内的建筑物以及设备产生过压破坏, 危及人们的生命安全。

长期以来, 军事上一直对高能炸药产生的爆炸波破坏效应很感兴趣, 积累了大量的TNT药量和目标破坏程度之间关系的实验数据。因此, 习惯性地采用T N T质量来描述爆炸事故的威力。其原理为:假定一定百分比的蒸气云参与了爆炸, 对形成冲击波有实质贡献, 并以TNT当量法来表示蒸气云爆炸的威力。根据TNT当量法, 把蒸气云爆炸的破坏作用转化为TNT爆炸的破坏作用, 可燃蒸气云爆炸的TNT当量mTNT可根据下列公式求得:

式中a是可燃蒸气云爆炸效率因子, 它的取值范围在0.02~15.9%之间, 中值为3%~4%, 一般取统计平均值4%;m是蒸气云中可燃物的质量, kg;ΔHc是可燃气体的燃烧热, kj·kg-1, 对于液化石油气, 取值为4980kj·kg-1;QTNT是TNT的爆炸当量能量, 一般取平均值4686kj·kg-1。

2 安全防控措施

(1) 液化石油气汽车槽车的设计、制造, 必须符合国家和劳动部门的有关规定, 运输液化石油气的液化气槽车的压力安全阀、紧急切断阀、防静电接地链等安全附件必须齐全、符合安全技术要求, 并应在运输途中经常检查, 保持灵敏可靠。同时, 为防止发生火灾, 液化气运输车应按规定采用防爆电气装置, 液化气储罐上应涂有醒目的“严禁烟火”红色标志, 发动机排气筒加戴性能可靠的火星熄灭器。此外, 为了能及时地扑救运输途中发生的初期火灾, 槽车还应装配两具5公斤以上干粉灭火器或3公斤以上1211灭火器。

(2) 运输途中, 临时停车位置应通风良好, 远离机关、学校、桥梁、厂矿、仓库和人员密集的场所。与重要的公共建筑、设施须保持25米以上的安全间距, 与明火或散发火花的地点应保持40米以上的安全间距。中途停车时, 司机或押运员必须留车监护, 不得使用明火或能发火的工具进行检修。夜间休息时, 不得将液化气槽车停放在公共停车场以及易燃、易爆物品库房, 普通车辆附近。夏季停车时, 应避免日光曝晒。

(3) 汽车槽车运输液化石油气必须遵守国家和地方政府关于管理、运输化学易燃、易爆物品和交通安全管理的有关规定。运输前应认真检查车况, 在车前悬挂醒目的“危险品”标志牌, 不得拖带挂车, 不得携带其他易燃、易爆物品。途中通过立交桥, 涵洞、隧道等重要的公路交通设施, 应注意标高, 限速行驶, 不得停留;进入城市郊区应按当地公安机关规定的行车时间、行车路线限速行驶, 不得通过重要的公共场所和闹市。押运员必须跟随车辆, 中途不得离开。车上禁止吸烟, 不得搭乘其他人员。夏季长途运输应采取遮阳措施, 经常观察槽罐液相温度和气相压力, 当液相温度达40度时, 应进行罐外喷水或泼水降温。冬季道路冰冻时, 不宜长途运输。否则, 应在轮胎上加戴防滑铁链, 限速行驶。

(4) 液化石油气站采用液化气运输车运输液化石油气时, 须在站内设置汽车槽车装卸台。否则, 应在灌瓶间或压缩机房引出汽槽装卸嘴。汽车槽车装卸台与其他建筑物的防火间距不小于15米, 与液化石油气储罐的防火间距不小于30米。装卸台或装卸嘴附近应设置接地电阻不小于10欧的接地桩, 以供装卸作业前静电接地。为确保发生火灾后能及时地疏散槽车, 灭火救灾, 槽车装卸台或装卸嘴前应设置不小于15米*15米的回车场, 装配2具8公斤以上干粉灭火器。

(5) 汽车槽车在进行装卸作业前应停车熄火, 接好地线, 牢固连接管道接口, 排尽管内空气。进行装卸作业时, 不得发动车辆、排液放气, 不得使用能发火工具。如遇雷雨天、液压异常、附近着火, 以及其他威胁装卸安全的因素, 汽车槽车应停止装卸作业, 汽车槽车在充装液化石油气时, 应认真计量, 不得超装。装运液化石油气的汽车槽车到站后, 应先静置30分钟, 然后及时卸液, 不得把槽车当做临时储罐使用, 不得从槽车直接给钢瓶充气。槽车卸液后, 槽罐内应留有49千帕以上的余压, 以免空气进入罐内形成爆炸危险。

(6) 汽车槽车卸液后, 应停放在专用的汽车槽车库房内, 不得在其他场所随意停放, 汽车槽车车库应为一、二级耐火等级建筑, 与民用建筑的防火间距不应小于30米, 与厂房、库房的防火间距不应小于12米。库内应通风良好, 照明等电气设备应符合防爆要求, 并应配2具以上8公斤干粉灭火器。库内禁止设置地下室、地沟, 禁止修理车辆, 禁止存放其他易燃、易爆物品。

摘要：本文通过对液化石油气槽车运输过程危险性的分析与研究, 对液化石油气运输过程的危险源进行辨识, 找出引起危险性的因素, 运用蒸气云爆炸 (VCE) 定量评价对液化石油气槽车进行评价分析, 确定了液化石油气槽车的火灾、爆炸危险性, 并提出安全防控措施。

关键词：液化石油气槽车,安全评价,预防措施

参考文献

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[2]傅智敏.工业企业防火[M].北京:中国人民公安大学出版.2008

[3]王宇, 李岩.铁路油罐车充装过程火灾爆炸危险性分析[J].工业安全与环保.2006

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[6]宋元立, 于立友, 李彩霞.TNT当量法预测某石化设备爆炸后果评价[J].中国安全生产科学技术.2005

爆炸及火灾危险环境 篇9

道化学火灾爆炸危险指数法[6]的目的是量化潜在火灾爆炸和反应性事故的预期损失;确定可能引起事故发生或使事故扩大的装置;向有关部门通报潜在的火灾爆炸危险性;使有关人员及工程技术人员了解到各工艺部门可能造成的损失, 据此确定减轻事故严重性和总损失的有效的、经济的途径。该评价方法是通过对工艺单元危险物质的辨识、决定物质的选取和危险系数的计算来确定初始的火灾爆炸危险指数等级, 针对生产或工艺过程所采取的各种安全装置、措施, 计算出安全措施补偿系数, 作出危险分析, 得出安全补偿后的实际危险等级并用于指导安全生产。

1计算程序

道化学火灾爆炸危险指数评价法风险分析计算程序如图1所示。

2安全评价实例:某食品厂制冷机系统 (5t液氨储罐) 火灾爆炸危险指数评价

2.1物质系数的确定

该制冷系统中的主要物料为液氨, 查表可确定其可燃性等级NR=1, 液氨的闪点不确定, NF无法确定, 取物质系数MF=16。

2.2单元工艺危险系数F3及火灾爆炸指数

分析选取的工艺单元为液氨制冷系统, 确定MF的物质为液氨。

(1) 一般工艺危险性单元的一般工艺危险系数的基本系数为1.00, 无危险时系数用0.00;因液氨在压缩过程中放热, 采用危险系数0.3;在气化过程中吸热采用危险系数0.25;液氨采用全密闭管道输送, 危险系数采取0.50;单元为室内工艺单元, 危险系数采用0.80;通道通畅, 危险系数采取0.20;排放采用强制通风, 泄漏采用与排放连锁, 危险系数采取0.20。

F1=1.00+0.30+0.25+0.50+0.80+0.20+0.20=3.25

(2) 特殊工艺危险性单元的特殊工艺危险性系数的基本系数为1.00, 无危险时系数用0.00;因液氨为毒性液化气体, 危险系数采取0.20;工艺操作物料为有压力情况下操作, 危险系数选取0.65;制冷系统为低温操作, 危险系数采取0.25;液氨具有一定的碱性腐蚀性, 危险系数采取0.10;液氨为压缩液化的气体, 接头密封不严或有裂缝, 或者填料不实都会引起泄漏, 所以危险系数采取0.65。

F2=1.00+0.20+0.65+0.25+0.10+0.65=2.85

(3) 单元工艺危险系数单元工艺危险系数F3=一般工艺危险系数F1×特殊工艺危险系数F2

F3=3.25×2.85≈9.26

(4) 火灾爆炸指数火灾、爆炸指数:F&EI=F3×MF=9.26×16≈132

(5) 危险度根据计算数值结果比较判定, 该单元危险度很大。

2.3确定安全措施补偿系数

2.3.1工艺控制补偿系数 (C1)

工艺控制补偿系数C1:

该系统单元采取的工艺控制补偿措施及所取补偿系数值分别为:应急电源0.98, 冷却装置0.97, 紧急切断装置0.99, 操作规程0.94, 其他工艺分析0.98。

则C1=0.98×0.97×0.99×0.94×0.98≈0.87

2.3.2物质隔离补偿系数 (C2)

物质隔离补偿系数C2:

该系统单元采取的物质隔离补偿措施及所取补偿系数值分别为:卸料/排空装置0.96, 排放系统0.91, 联锁装置0.98。

则C2=0.96×0.91×0.98≈0.86

2.3.3防火措施补偿系数 (C3)

防火措施补偿系数C3:

该系统单元采取的防火补偿措施及所取补偿系数值分别为:泄漏检测装置0.94, 结构钢0.98, 消防水供应系统0.97, 洒水灭火系统0.97, 手提式灭火器材/水枪0.98。

则C2=0.94×0.98×0.97×0.97×0.98≈0.85

2.3.4安全措施补偿系数 (C) 及补偿后火灾爆炸危险指数 (F&EI)

安全措施补偿系数

C=C1×C2×C3=0.87×0.86×0.85≈0.64

补偿后火灾爆炸危险指数

(F&EI) =F&EI×C=132×0.64≈84

补偿后火灾爆炸危险等级为较轻。

2.4危害程度计算

2.4.1暴露区域计算

暴露区域计算方法如下:暴露区域的面积S=πR2 (m2)

R为暴露半径, R=F&EI×0.84×0.3048。

单元的暴露半径与暴露区域计算如下:

R=132×0.84×0.3048≈33.80m

R=84×0.84×0.3048≈21.51m (补偿后)

S=πR2=3.14× (33.80) 2≈3587.26m2

S=πR2=3.14× (21.51) 2≈1452.82m2 (补偿后)

2.4.2暴露区域内财产价值

暴露区域内财产价值是由区域内含有财产的更换价值来确定。

更换价值=原来成本×0.82×价值增长系数。

因为单元暴露区域内具体财产很难确定, 在此以财产的实际价值PAV (the property of the actual value) 代替。

2.4.3危害系数的确定

危害系数由单元危险系数 (F3) 和物质系数 (MF) 按照道化学七版的相关图表查得, 用HF表示, 代表了单元中物料泄漏或反应能量释放所引起火灾爆炸事故的综合效应。当MF=16时, 与不同的单元危险系数X (即F&EI) 对应的危害系数Y (即HF) 为:

Y=0.256741+0.019886 (X)

+0.011055 (X2) -0.00088 (X3)

根据上面公式得出结果该系统单元危害系数HF为0.72。2.4.4基本最大可能财产损失 (Base MPPD)

2.4.4基本最大可能财产损失 (Base MPPD)

基本最大可能财产损失是在假设没有采取任何一种安全措施的情况下可能造成的最大财产损失, 它由危害系数和暴露区域内财产价值相乘得到, 即:

Base MPPD=HF×PAV=0.72PAV。

2.4.5实际最大可能财产损失 (Actual MPPD)

实际最大可能财产损失 (Actual MPPD) 是基本最大可能财产损失 (Base MPPD) 与安全措施的补偿系数 (C) 的乘积, 表示在采取适当的防护措施后事故造成的损失。但如果这些防护装置或者措施发生故障或者未被有效的实施, 事故损失值应接近于基本最大可能财产损失 (Base MPPD) 。

此方法也可根据求出的实际MPPD估算发生事故时的最大可能停产的天数, 确定停产造成的损失。由于各单元实际MPPD数值在评价中难以确定, 所以在此不对天数及其造成的影响作分析。

2.4.6补偿结果

通过计算可知该系统单元在未采取补偿措施时, 火灾爆炸指数F&EI值为132, 危险等级为很大。在采取了工艺控制措施、物质隔离措施及防火措施补偿后, 火灾爆炸指数F&EI值降为84, 危险等级为较轻。

3结语

采用道化学火灾爆炸危险指数评价法, 得出该企业制冷系统的火灾爆炸危险指数为132, 危险等级为“很大”, 一旦发生火灾、爆炸事故, 以制冷间储罐为中心, 半径为33.80m的区域内的人员、财产都可能受到损害, 72%的建构筑物毁坏、财产损失。通过分析指导企业采取了相应的安全预防措施后, 危险指数降为84, 危险等级为“较轻”, 降低了36.4%, 效果非常显著。

参考文献

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[2]刘铁民, 张兴凯, 刘功智.安全评价方法应用与指南[M].化学工业出版社.

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