净化车间各单元事故案例汇编..doc

净化车间各单元事故案例汇编变换炉爆炸事故1、 事故经过：1991年8月6日，某化肥厂正常生产时，中变炉突然发生爆炸，炉体拦腰炸断、炉内弊板飞出，落在35m处厂区道路上，砸死1人爆炸气浪将饱和热水塔掀翻，压坏厂房和设备　　2、 事故原因：经过分析，爆炸的原因是设备运行时长期超温过热，（持续时间在2000小时以上）引起设备局部氧化、蠕胀、裂缝，产生材料脆性蠕变断裂而爆炸造成设备局部超温的主要原因是变换炉内保温层局部损坏3、 事故教训及采取措施：变换炉内保温层施工时，必须选用耐火质量高的保温器材，施工单位必须选择具有一定资质的建筑队伍，严把质量关加强对变换炉炉壁温度的检测，发现温度超高，应及时处理定期检查炉内壁保温材料完好，发现损坏，及时处理严格工艺指标，严禁超温、超压变换炉触媒水淹事故1、事故经过：93年11月14日，某厂德士古气化炉投料成功，净化接气开车，煤气入炉后，操作人员发现煤气水分离器报警，立即通知巡检排放，继而发现一变炉温度下降较快，立即作出入工段放空的处理调度通知气化切气，合成气火炬放空，洗涤塔液位指示稍高但没有高限报警净化重新对变换系统升温后，接气生产15日14：00再次发现煤汽水分离器报警，一变炉温度下降57℃ 。

立即进行紧急停车，气化切断了文丘里灰水及洗涤塔塔盘给水，洗涤塔液位仍无下降趋势，判定洗涤塔液位计误指示，后计算机重新组态洗涤塔压差，靠压差值判断塔的液位维持系统运行2. 事故损失：造成净化预变和一变催化剂被淹，活性下降，系统阻力增加，被迫停车三天3. 事故原因：① 洗涤塔玻璃板液位计被黑水污染，无法现场判断液位高低；② 气化炉激冷环垢堵严重，激冷水无法加量，造成灰水补充联锁阀打开，洗涤塔循环泵打量很小；③ 洗涤塔入高压闪蒸罐黑水管线堵，二次疏通后再次被堵，流量计取压管堵后得不到正确判断，造成洗涤塔无法排水；④ 净化操作人员无处理该类事故的经验，未能及时切气停车，造成大量积水带入预变炉、一变炉，致使炉温较低1994年变换5.20爆炸事故1、事故经过1994年5月20日下午3点30分，****化肥厂净化车间变换工段热交换器入口处丁字形立管突然爆炸一块重约79千克、面积为约0．89立方米的管壁被炸飞水平距离11．3米远 大量含有混合气体、可燃气体、有毒有害气体高速喷泻，引起空间气体爆炸，殃及正在离爆炸处仅3米远的11名堵漏作业人员，当场造成3人死亡，8人受伤其中7人重伤在实施抢救的过程中，先后又有5人死亡。

2. 事故损失：事故共造成8人死亡，2人重伤，1人轻伤事故造成的经济损失达130万元3、事故原因：事故发生后，厂内组织的工程技术人员对现场进行了勘察经过对设备材质的金相分析，对管壁测厚及介质等因素方面的分析，认定事故的发生与管内介质对管道的超常不均匀化学腐蚀、气体冲刷、管道局部严重减薄、应力集中，导致其工段热交换器丁字立口处不能承受当时的工艺、压力指标，引起突然爆炸事故原因是在系统腐蚀严重的情况下， 对管线严重腐蚀的后果认识不足， 未能及时更换管线所致4、采取措施（1）． 严格控制半水煤气中的硫含量；（2）． 严格控制变换系统原料气中湿含量和温度， 防止冷凝； （3）． 加强压力管道管理， 建立测厚制度， 发现泄漏要检查分析原因， 弄明情况， 及时处理 1997年中变炉床层垮温1、 事故经过与紧急处理：1997年10月11日7:58，某德士古气化的甲醇装置变换入口分离器F7101液位8分钟内从38mm猛涨到636mm，现场可听到管道水击声，虽经排放，液位仍居高不下，引起变换炉进水，催化剂床层温度下跌至其活性温度以下，操作人员通过HV7101阀将合成气放火炬一部分，但炉温仍快速下降9:30进中变炉气量只有60000m3/h，HV7101开度35%，分离器液位仍未下降。

系统生产不能维持，甲醇及CO系统被迫停车甲醇停车后中变炉氮气循环升温12日4:00，合成开车12日18:35，CO压缩机开车2、事故原因分析： 从DCS调出的数据来看，当时德士古负荷无大的波动，合成气流量、压力较平稳，无明显变化，合成气带入中变炉的水应为液态水而德士古1#洗涤塔液位于7:40开始由1110mm下降，8:05降至803mm，说明在这段时间内有带水现象，带水可能是由于洗涤塔顶部除沫器损坏或回水管堵塞3、 事故后果及损失：造成甲醇停车18.5小时，CO停车33小时变换气换热器下部膨胀节爆炸1、事故经过2000 年9月，某化肥厂变换工段正处于停车检修后的开车阶段变换炉正常接气后，系统逐渐加量，调整工艺指标在此过程中，变换系统传来一阵闷响，变换系统压力迅速下降工艺操作人员立即进行紧急停车处理处理完毕后发现，变换气换热器 下部膨胀节裂开一道约20cm 的口该设备进行了约 3 天的检修恢复运行后为带病设备，监控运行2、事故原因分析（一）变换系统停车时间较长，变换气换热器 管壳程存在温差在开车接气过程中，因变换炉内高温气体带入 变换气换热器 内，造成短时间内管壳程温差迅速上涨，热应力过大，引起设备材料产生变化，超过设备的承受能力。

造成设备爆炸事故二）变换气换热器 制造存在缺陷，膨胀节没起到相应作用3、防范措施（一）系统长时间停车后应开启变换升温系统，或先接入少量水煤气预热设备，在变换炉前放空，消除变换气换热器 温差后，再逐渐加量二）严格控制操作步骤，接气开车时控制好温度、压力、生产负荷加减应缓和，不能大开大关，避免因工艺指标波动而引起的设备事故三）加强业务学习，掌握设备的结构、原理，掌握其操作技能、要点2006年一、***车间一段变换炉超温事故经过及原因分析1、生产波动经过：2006年9月13日，车间按照检修计划对1#气化炉进行气密，由于此时空分单元尚未生产出合格氮气，为了赶进度，就用氮压机三段出口不合格氮气，作为气密介质对气化炉进行气密；在气化炉充压过程中，不合格氮气窜入一段变换炉，致使一段变换炉内触媒短时间内严重超温，造成了部分耐硫变换触媒损毁2、产生原因及危害：原因：1）洗涤塔出口去CO变换单元手阀（或副线阀）及快速切断阀HV02121内漏，1#气化炉做气密时氧气进入到变换炉系统内部2）耐硫变换催化剂在进行升温操作，催化剂已经达到活性温度系统有氧气进入后，引起变换催化剂飞温（催化剂在50℃以下与氧气接触不会出现飞温）。

3）200单元与CO变换单元之间阀门均为焊接结构，无法采用加盲板隔绝的措施，仅仅采用关闭两道阀门、打开两道阀门中间导淋放空的方法进行隔离，没有能够做到200单元与CO变换单元的有效隔绝4）1#炉开始充压后，现场操作人员在气化炉压力达到1.0Mpa左右时，到现场进行了检查，但是没有发现200单元与CO变换单元两道阀门之间的放空导淋漏气，所以继续对1#气化炉进行充压，气化炉压力继续升高后，没有再次派人去确认该导淋处有无气体，导致高压的不合格氮气窜入到变换系统，造成了一段变换炉的超温危害：一段变换炉催化剂床层温度超温，烧毁部分催化剂3、采取措施及处理方法：在工艺对系统要进行工艺操作时，首先要细致排查操作存在的风险，并针对风险制定相应的应急预案在工艺操作出现问题，要针对问题产生的原因进行分析，并对工艺运行工艺条件进行详细检查，发现工艺条件波动要查明原因，并及时联系相关人员进行处理4、 吸取教训及注意事项：1） 在工艺对系统要进行工艺操作时，首先要细致排查操作存在的风险，并针对风险制定相应的应急预案和生产操作方案2） 再有类似生产操作时，首先保证操作方案和应急预案的落实，保证操作员对方案及应急预案进行充分掌握。

3） 气密实验前，一定要保证系统的有效隔绝或制定安全可靠的防范措施4） 气密实验时，一定要保证系统进行氮气置换，并且采用合格的氮气作为气密介质5） 在气密过程中，认真执行确认制度，设置合理的确认时间及确认点6） 在气密过程中，操作员应该按照方案要求进行操作，不允许违章作业的发生7） 在气密期间，操作人员精心操作，监控好各项工艺指标是否正常，每10钟至少浏览一遍画面，并与现场操作指标进行校对2007年一、氨冷冻单元冰机跳车，低温甲醇洗单元甲醇循环温度逐渐升高1、事故经过： 2007年7月20日，由于氨冷冻单元冰机跳车，导致低温甲醇洗单元甲醇循环温度逐渐升高，系统被迫减负荷2、产生原因及危害：原因：冰机跳车后，三个氨冷器（E0502、E0506、E0515)不能给低温甲醇洗单元提供冷量，造成低温甲醇洗单元甲醇循环温度逐渐升高，T0501塔出口净化气微量逐渐升高，系统被迫减负荷危害：微量超标严重，造成低温甲醇洗单元停车3、采取措施及处理方法：1）引空分单元液氮，送至T0503塔底部，以降低气提氮温度，减缓甲醇温度回升速度2）适当关小液氮洗单元去氨合成单元合成气出口阀TV06032，增加液氮洗单元去低温甲醇洗单元合成气的量，为低温甲醇洗单元多提供一些冷量，减缓甲醇温度回升速度。

3）如果液氮洗单元分子筛此时处于加热阶段，高温氮气进入T0503，会加快低温甲醇洗单元甲醇温度回升速度，此时应将分子筛加热再生停止，将氮气切换至经FV0液氮洗1直接入T0503塔，使低温度气提氮进入T0503塔，减缓甲醇温度回升速度4）可以根据温度回升情况，逐渐减负荷，维持低温甲醇洗单元操作，一般情况下能维持3-4小时，在这段时间内，冰机基本能恢复正常4、吸取教训及注意事项：1）在正常操作中，注意低温甲醇洗单元温度变化情况，发现异常及时查找原因，及时处理2）负荷调整时，氨冷器加、减要缓慢，事先与合成操作工联系，防止因负荷调整过大，造成D1101液位上涨过快，导致高液位联锁动作，冰机跳车二、E1303真空度升高1、事故经过：2007年8月19日，化工二班发现E1303真空度有上涨趋势，操作人员立刻进行排查，对可能引起真空度上升的原因进行排除，采取了一些措施后，效果比较好，真空度有所下降；基本稳定在40Kpa，但没有降到正常值（27Kpa左右）直到8月20日白班，在查找真空度上涨原因的过程中，当时循环水温度较高，真空度三点压力再次上涨，几乎快到跳车值（跳车值为80Kpa，为3选2联锁），车间立即采取措施，找仪表对真空度联锁进行强制；同时又采取一些措施降低了真空度，包括打开疏水器旁路对E1309排冷凝液；拆下一段疏水器检修，虽然真空度当时能降低，但不能维持太长时间，而后又快速上涨。

以上这些措施都没有特别明显的效果，经车间研究，初步判断是换热器换热效果不好，可能是循水水质不好，一些列管口被杂质堵塞，然后我们制定了方案，清理杂物，然后制定方案采用反向排水，结果发现循环水水质确实不好，前后排出大小不等的4块塑料布；每次排完以后，真空度大幅度下降，降到28 Kpa左右，循环水投用以后，真空度缓慢上升，基本2小时后达55Kpa，然后排水而后换热器换热效果较好，循环水温度也比较低，因此真空度一直在工艺控制指标范围内2、产生原因及危害：原因：1）E1303真空度上涨原因是循环水杂质多，堵塞了换热器的管程，减少了换热器的换热面积，引起了真空度上涨2）抽负器J1303A抽负效果不好；危害：可能造成氨合成单。