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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: 洗涤塔玻璃板液位计被黑水污染,无法现场判断液位高低; 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; 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; 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089立方米的管壁被炸飞水平距离113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
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