氯化苯生产事故原因及预防措施.docx

氯化苯生产事故原因及预防措施氯化苯生产事故原因及预防措施安徽锦邦化工股份公司（以下简称锦邦化工）现有5万吨/年离子膜电解和7万吨/年隔膜电解两套电解装置。2017年完成氯化氢系统改造，改造前氯乙烯所需的氯化氢是通过盐酸脱析生产的，这种工艺成熟、安全，但能耗高，不符合国家节能减排政策，改造后，采用“二合一”炉合成氯化氢供氯乙烯生产使用。锦邦化工烧碱总产能为12万吨/年，副产氯气量为10.8万吨/年，主要的耗氯产品只有6万吨/年糊树脂，根据我公司糊树脂的规模，每年耗氯约为3.6万吨，剩余氯气量为7.2万吨/年，按我公司实际平均液化效率70%计算，每年的尾氯量为2.16万吨，如果全部做31%盐酸产量达7.2万吨/年，而我公司自用和销售盐酸约4万吨/年，因此，液氯尾氯平衡制约着烧碱负荷的正常运行，在工程技术人员的充分讨论和论证后，采用了液氯液化尾氯直接合成氯化氢供氯乙烯生产。由于没有实际运行经验，实际生产中发生了几起事故，通过对事故的分析，总结了经验，吸取了教训。在此与同行进行交流，望能从中得到一些启示，避免同类情况的发生。1、氯化氢气体外泄2017年9月，一次晚班生产过程中，当班操作工接总调通知紧急切换成酸生产指令。当班人员首先启动吸收液泵并打开去尾气塔阀门。再上二楼开去降膜吸收系统两只手动阀门，关去氯乙烯工序的阀门，并打开一级、二级降膜冷却水阀门。操作完成后，再进行其他正常操作，周围其他岗位人员发现大量氯化氢气体外泄。原因分析：由于紧急切换时，当班人员还未等到吸收液布满一、二级降膜塔（吸收液由泵打至尾气塔，并溢流布满一、二级降膜塔需要3～4分钟），同时切换时系统HCl压力偏高，导致吸收液串相，大部分HCl末被吸收，从尾气塔泄出。通过电脑记录显示，外泄氯化氢气体时间有5分钟。改进措施：安装一套稀酸循环系统，保证二十四小时一级、二级降膜和尾气塔始终有吸收液循环。今后生产中紧急切换氯化氢生产酸，先降氯气、氢气流量，同时缓慢打开去降膜吸收系统氯化氢阀门，开启阀门时要缓慢进行，保证尾气不跑氯化氢，然后再关闭去氯乙烯工序的氯化氢阀门。效果：通过以上改进，再没发生氯化氢气体外泄事故。2、VCM混合器爆炸“二合一”炉合成氯化氢供氯乙烯生产工艺中存在氯气过量而使氯化氢中游离氯超标等隐患，氯化氢中游离氯一旦超标，只要在氯乙烯工序与乙炔混合，立即发生爆炸性反应，产生重大安全事故。2017年7月，一次晚班生产过程中，因遇大风雷击，整个电解生产系统瞬间失压，造成隔膜电解装置及多台动力设备跳停，在恢复过程中，离子膜电解装置又跳停一半，而氯气压缩机和氢气压缩机没有跳停，这时，整个电解系统负荷只剩离子膜电解的一半，氢气系统出现大负压，随后在二合一生产中，操作人员将氯化氢流量由2100m3/h降为1500m3/h时，发现氯化氢合成炉炉火变黄，立即紧急切换改生产酸，但在切换的过程中，氯乙烯工序混合器发生爆炸，虽没有造成人员伤亡，但因更换混合器使全公司停车近3个小时，经济损失较大。这是一起典型的游离氯超标在氯乙烯工序与乙炔混合引起氯乙烯混合器爆炸事故，在系统负荷突然降至正常负荷近1/4时，氢气系统出现大负压时，大量的空气进入氢气系统内，氯氢体积比一定，但瞬间的氢气纯度很低，造成合成氯化氢中氯气过量，产生游离氯，输送至氯乙烯，在混合器遇上乙炔发生爆炸。具体的过氯量计算如下：5万吨/年离子膜烧碱负荷一半时产生的氢气量：875Nm3/h氢气压缩机出口工况：压力0.2MPaA；温度45℃。通过气体状态方程式得出实际氢气体积为：509m3/h因为我公司是用氯气液化尾氯合成氯化氢，所以短期内，生产负荷的波动对合成氯化氢所需的氯气量的影响较小，尾氯状态近似于氯化氢，合成时的尾氯、氢气、氯化氢气体按相同状态近似计算。事故时氯化氢的流量为1500m3/h，则：（1）Cl2＋H2=2HCL750m3750m31500m3当时尾氯纯度实测为92.8%，含氧4.8%；计算得尾氯实际流量：750÷92.8%=808m3，含氧为808×4.8%=39m3氢气系统进入空气量：750-509=241m3，则含氧为241×21%=51m3氧气消耗的氢气量为：（2）O2＋2H2=2H2O（39+51）m3180m3实际参与氯化氢合成的氢气量：509-180=329m3氯气过量：750-329=421m3过氯量：421÷1500=28%行业内公认的氯化氢游离氯超过400PPm与乙炔混合即可发生爆炸（保证氯乙烯混合器反应温度不超过50℃），通过上面计算，过氯量达28%以上，远远大于爆炸极限，如果没有及时采取措施，产生爆炸是必然的。改进措施：增加氢气压缩机与电解装置的安全连锁，增加一台氯化氢游离氯在线分析仪，加强氢气岗位与二合一岗位的信息沟通，我公司氢气岗位与二合一岗位距离有500米，按氢气的最高流速，产生负