三胺事故汇编

1、反应器给料泵p3103b隔膜破事故一、事故经过2004年5月25日中午，突然发现反应器给料泵p3103b不打量，且伴有异常响声，电流波动，立即倒a泵运行，发现也有异常响声，但过一会反应器给料泵p3103a逐渐正常，怀疑是反应器给料泵p3103b入口有结晶块堵塞所致。下午16点钟，用水试p3103b运行正常，随即准备倒泵，发现p3103b入口堵塞，处理通之后，泵体引液排气正常后隔膜复位，启动泵，倒过之后发现p3103b不打量，又立即倒反应器给料泵p3103a运行，在打开反应器给料泵p3103b的出口导淋时发现大量的油流出，确定是隔膜已破，需要解体检修。二、原因分析p6103b解体检查发现，东侧两

2、个缸的隔膜已破，而且是由油侧向工艺侧打破的，造成这种现象的主要原因有以下几方面的原因：1、反应器给料泵p6103b开泵之前，隔膜未复位。（引液前隔膜定位不起作用）2、反应器给料泵p6103b引液不彻底，造成两个缸的工艺侧无尿液（水）或无压力。3、反应器给料泵p6103b倒泵之后，加负荷太快。4、反应器给料泵p6103b运行中，入口管线堵死或无尿液进入缸头，泵汽化。5、反应器给料泵p6103b液压室油位低，柱塞未经过缓冲直接接触冲击隔膜。6、反应器给料泵p6103b隔膜老化或隔膜存在质量缺陷。三、事故教训及防范措施1、正常运行时，要保证反应器给料泵p6103b入口畅通，给料稳定，避免反应器给料泵

3、p6103b汽化运行。2、启动反应器给料泵p6103b时，要先隔膜定位并引液排气充分，。3、反应器给料泵p6103b运行时，保证液压油室油位正常。4、反应器给料泵p6103b运行时，加减负荷不要太快；出口压力避免大幅度波动。5、主控正常生产时注意反应器给料泵p6103的电流、转速。及时调整浓缩系统的温度与液位。防止反应器给料泵p6103汽化。尤其是低负荷状态下，防止缩二脲结晶过多。6、启动泵时要严格按照及泵启动程序进行启动或倒泵，蒸汽夹套一定要预热充分。p6105b打量不好的现象和处理措施事故一、事故经过2011年4月2日14:35主控室发现fic-61064流量突然下降，pi-61066突然

4、降低，pic-61063阀位关小，通知现场人员检查倒泵。14:47氨流量降至零，15:10主控室手动开大pic-61063至60%,降低反应器内部压力，现场启动备用泵15:15fic-61064显示流量，反应器底部氨恢复正常。处理过程前后用了半小时，倒泵中由于备用泵副线阀手轮坏，现场缺少工具，给启动备用泵后无法快速提压，延误10分钟时间，幸好未出现反应器进口管线堵塞现象发生，避免一次事故发生。二、原因分析现象:4月2日14:35主控室发现fic-61064流量突然下降，pi-61066突然降低，pic-61063阀位关小。原因分析:1、判断氨泵突然打量不好，可能是隔膜破损或止逆阀卡涩。2、v6

5、104氨槽液位低，泵入口压力低，造成泵打量不好。3、泵的液压室油位低，造成泵打量不好。4、泵的入口氨存在杂质，造成止逆阀卡涩或隔膜损坏。5、泵的0型环发生脆裂损坏、泵的双作用阀损坏。四、预防措施1、联系仪表给fic-61064、pi-61066设定低报警和低低报警并增大辨识音量信号。2、p-6105a/b等泵所有手轮恢复好，现场工具配备齐全。3、加强培训，提高认识，处理中快速手动降低反应器压力至6.5mpa,通知现场倒泵。4、v-6104玻璃液位计恢复正常，联系仪表定期检查调 校lic-61071确保指示准确。5、保证备用泵始终冷泵并定期倒泵或试泵正常备机。6、加强巡检质量。川化三聚氰胺反应器

6、事故一、事故经过2005年9月10：30左右，川化集团三聚氰胺装置反应器r101负荷为100，操作人员发现熔盐槽v122压力pic7014有上涨趋势，熔盐槽压力控制阀pv7014阀位开度增大，通过对放空的多次分析确认，放空中无co2,因而判断为氨加热器e104泄漏，于18：45,反应器r101进行停料升华处理，升华期间，熔盐槽v122压力维持0.05mpa,熔盐槽压力控制阀pv7014的阀位一直维持在8595%之间，系统未见异常。9月5日16：00，装置在准备作停止升华时，熔盐槽v122压力突然加速上涨，v122放空管防爆板破裂，大量熔盐进入水泥槽，立即停熔盐泵p129回盐，r101缓慢卸压，

7、事后测量熔盐槽v122液位由原来的1040mm下降到610mm,反应器未升华完的三聚氰胺将反应器底部进料管线及氨加热器e104氨和熔盐两侧管线堵死，反应器熔盐腔法兰泄漏，熔盐槽熔盐变色，碱度很高。熔盐经川化研究院icp分析：cr:714ppm，ni:96.9ppm，ti:72ppm，mo:80ppm，ca:19ppm，mg:16，na:22%，k:31.8%，no2:9.73ppm，no3:0.2742%，naoh:61.79%，ph:14。事故发生后，打开熔盐管箱出口封盖，抽出刺刀内管管束及管板，然后抽出刺刀管外管管束进行清洗检查，损坏及缺陷情况如下：1、刺刀管外管管端（c-276）及管板经

8、川化pt检测发现刺刀管外管与管板焊缝垫影响区共有102根环形裂纹（共179根），管板与管箱内外、筒体焊缝热影响区存在不同程度环状裂纹。2、刺刀管外管管板孔内壁抽出外管后对管板内孔pt检查，发现个别管板孔内壁有网状裂纹并贯穿于管板上、下表面。如图二。3、刺刀外管内壁刺刀外管(c-276)经涡流探伤结果如下：1）川化检测结果：共173根管子存在可记性缺陷。2）泸天化检测中心检测结果：刺刀管:66根存在可记性缺陷；刺刀管套管：63根存在可记性缺陷。4、刺刀管管外壁宏观检查外壁粗糙，外壁均匀腐蚀减薄约0.30.5mm。5、氨过热器e104经水压试漏内管（c-276）直管段母材爆裂。6、熔盐泵p129叶

9、轮腐蚀严重，有很多坑点，基本报废，泵出口法兰严重腐蚀。二、原因分析氨加热器e104氨管爆破使氨泄漏至熔盐系统，氨与熔盐反应，使温度、压力急剧上升，使熔盐槽v122防爆板破裂，熔盐排放槽内的水又进入熔盐从而火上浇油，发生剧烈反应造成以上结果。三、事故教训及防范措施1、发现e104泄漏不管多大，要立即停车检修，以防事故扩大；2、熔盐系统进氨，不管多少，要立即分析原因，消除隐患，对熔盐成份进行分析，碱度超标予以更换，不可再运行，防止对反应器r101造成损坏。3、关于oh对哈氏合金c-276的腐蚀机理尚不十分清楚，需要做进一步的试验研究。4、氨加热器e104直管段大修时无法检测，应尽早改为电加热。反应

10、器固化事故一、事故经过2002年11月21日15：30分，熔盐槽进氨压力高造成防爆板爆破，系统紧急停车，关闭反应器进口阀，从放空管线加氨保持压力维持反应器运行，检查氨过热器和反应器是否泄露。后发现进氨的原因是在置换新三胺界区氨管线时，操作工将氮气管线接至去复合肥的氨管线上，氨倒到氮气管网里，然后进入熔盐槽。在检查e3104和回装爆破板时，由于反应器的温度降的较低，出口管线堵塞，晚上23：00在系统恢复开车时，发现进出口管线全部堵塞，当反应器的温度涨至380时，出口管线畅通，在随后处理入口管线时，由于pv31063手动控制，反应器压力不稳，当压力降至60bar时，反应器顶部温度降至346，出口管

11、线又发生堵塞。然后用hv31088控制反应器的压力。11月22日上午处理进出口的管线，将tic37026温度升至450。用fi31129判断hv31131前是畅通的，用hv31094的氨冲洗判断hv31094阀后管线是畅通的。中午在处理进口管线时，hv31131开关几次，忽然畅通，但为了防止物料堵塞放空管线，随后又将hv31131关闭，按照外商提供的意见，每隔20分钟，hv31131开关一次，但在第3次开关时发现进口管线又堵塞。由于hv31131开了几次，反应器的物料被带到放空管线，hv31088开度越来越大，用pv31063的氨冲洗反向处理出口管线，效果不见好转。至晚上19：00放空管线堵塞

12、，至此，反应器进出口管线全部堵塞，开始固化。由于pi31304的氨冲洗也不通，反应器的压力看不到。我们分析堵塞处理不通的原因：fi31130氨冲洗不通，反应器加不进氨，副产品太多，带到出口管线易堵塞；恢复开车时反应器的温度提的不够高，应及时将tic37026提到450；进出口管线堵塞时应先出口再进口。二、原因分析1、二套三胺开车期间，操作工对系统不够了解， 操作思路不清晰；2、没有深入吸收消化技术；3、操作经验不足，对事故判断处理能力缺乏；4、操作责任心差，没有认识事故的严重后果。5、设备存在设计缺陷，原来e-3104氨过热器是熔盐加热，给分析判断处理造成失误、迟缓。四、解决及采取措施将f31

13、01打到冷却位置，反应器进出口阀门关闭，停掉电伴热。 当ti37042降到210时，停熔盐泵，熔盐排进熔盐槽。 有必要的话，启动导热姆通过反应器循环降温。23日17：00ti3145为292，外层温度220，老外认为仍然较高。24日8：00，ti31145降至286，顶部降至180，11：30分按老外的建议，先拆hv31088填料氨冲洗的法兰，再拆fic31081至hv31088氨冲洗的法兰，随后拆开pi31304氨冲洗的法兰和hv31088前的大法兰都没发现压力和氨出来，（在用手轮打开hv31088时，发现有氨出来，但随后就一点也没有了。）14：30分仪表拆走hv31088，15：00化工三

14、班用低压蒸汽软管吹扫放空管线，15：30分，一声巨响，放空管线突然畅通，反应器的压力降为0，实际上堵的部位就是安全阀的一个短节，（在放空时将hv31088的氨冲洗管线吹弯，机修重新将夹套管修正和补焊）检查hv31088、hv31094发现堵的较严重，pi31304的导压管及氨冲洗角阀也堵的较严重。分别用低压蒸汽很轻易的就吹通了。17：30分机修将hv31131拆走，此时ti31145为280。18：00开始冲洗反应器底部管线，26日8：00仪表回装hv31131，由于fi31130管线不通，机修进行割管，17：00机修开始焊接fi31130的氨冲洗管线，27日3：50分恢复开车。（在此期间，用

15、c3101的水反向冲洗反应器的出口管线。c3101加水，压力提至3mpa）急冷尾气管线堵塞事故一、事故经过2003年3月19日，三聚氰胺装置都在100%负荷下运行，23点半左右急冷塔尾气管线堵塞，现场检查尾气和尾气加入的冲洗水量均正常，因尾气管线吹扫蒸汽不通，系统停车处理。2011年3月8日，三聚氰胺装置都在120%负荷下运行，10点左右尾气超压，反应器紧急减负荷处理，现场打开阀门吹扫蒸汽处理，同时检查尾气伴热和加入的冲洗水量等管线运行状况，因处理及时方法得当，系统在10点30分左右恢复正常。二、原因分析1、尾气管线伴热蒸汽压力低、伴热管线堵塞和不畅、疏水器故障或堵塞，使伴热效果不好。2、尾气

16、管线内加入的冲洗水量少，使尾气的氨和二氧化碳含量相对升高，结晶点升高，甲胺结晶堵塞。3、三聚氰胺反应器负荷，使急冷塔汽项相带出来氨和二氧化碳含量高，结晶点升高，甲胺结晶堵塞4、人员操作或仪表设备等原因，造成尾气冷凝的调温水系统温度低，使甲胺在冷却器中结晶堵塞。5、急冷汽相带液，大量三聚氰胺带到尾气冷凝系统，是设备堵塞。三、事故教训及防范措施1、正常生产时，应将一套三胺尾气送往打尿素，引大尿素的碳铵液吸收尾气的氨和二氧化碳；将二套三胺尾气送往小尿素装置，并将调温水系统的操作温度提高到95c以上，使操作温度远离尾气的结晶88c 92c尾气；提高操作弹性和尾气系统的抗干扰能力。2、保证尾气管线的伴热

17、蒸汽压力和温度，并保证伴热管线运行正常。3、保证尾气管线时刻有足量的冲洗水进入；或是引大尿素碳铵液在4.5吨以上，使其足够尾气中的氨和二氧化碳。4、加强对尾气组分的监控分析，根据尾气组分的变化及时作出相应的调整。5、加强培训，提高操作水平；加强教育，提高责任心；保证及时发现及时处理。离心机sp3101下料斗堵塞事故一、事故经过2005年2月10日， 9点半主控发现干燥器温度ti34056有较为明显的上升趋势；大约10分钟后，离心机sp3101电流突升至205a；30秒后，离心机sp3101转速、电流突降，电流一直降到110a，而扭矩正常。现场检查发现离心机sp3101下料斗堵塞，离心机sp31

18、01液力耦合器的易融塞融化。二、原因分析事后经分析离心机sp3101液力耦合器的易融塞融化，是由离心机sp3101下料斗堵塞直接引起的；所以对离心机sp3101下料斗堵塞的原因进行了分析，总结如下：1、下料斗震荡器功率低、跳车或工作不正常。2、三聚氰胺装置长时间低负荷运行或三聚氰胺料浆浓度稀时，离心机sp3101固相端易带水，下料斗和螺旋输送器me3151进水，当离心机sp3101负荷加起来后，三聚氰胺在下料斗处粘壁，引起堵塞。3、螺旋输送器me3151停或送料不畅。4、离心机sp3101液相围堰调节不合适，使离心机sp3101固相带水，三聚氰胺在下料斗处粘壁，引起堵塞。5、离心机sp3101

19、负荷太高或螺旋输送器me3151输送能力小，使离心机sp3101下料斗积料。三、事故教训及防范措施1、现场要确保使离心机sp3101下料斗震荡器工作正常，及时发现震荡器及时处理。2、主控加强对离心机sp3101运行参数的监控，如：电流、扭矩、振值等；发现异常及时处理。3、主控应对干燥器温度ti34056温度变化加强监控。若干燥器温度ti34056出现不明原因上升时，通知现场检查下料斗。如果确认下料斗堵塞，立即关小离心机给料阀fv34028或离心机sp3101断料，必要时停离心机。4、加强巡检，确保振荡器与螺旋输送器me3151的运行正常。5、振荡器出现问题检修期间，现场要定时频繁敲击下料斗，避

20、免堵塞。6、装置满负荷时，加强对离心机sp3101下料水含量的检测，若出现水含量高，及时调整处理。7、对离心机sp3101下料和螺旋输送器me3151进行改造，增大输送能力。8、离心机sp3101下料震荡器更换为大功率的。空气鼓风机k3181皮带断造成三胺气体输送管线堵塞事故一、事故经过2003年5月25日1920 ，k3181b皮带老化断裂，由于当班主控及精制岗位人员巡检不力，到2254才采取措施，造成输送管线严重堵料，干燥器积料6吨多。不得不拆开输送管线，打开干燥器取样口就地排放。前后持续3个半小时。 26日038料仓受料，140系统恢复正常。因处理不当，气动输送管线被敲变形。k3181a

21、安全阀长时间起跳，密封面损坏而泄漏。二、原因分析1、k3181b皮带老化断裂。 2、皮带质量不好。3、paxl35030切除，未引起me3181联锁跳车。4、料仓换向阀没开到位。5、干燥器温度低，料湿，有结块。6、现场人员巡检不到位，留有死角。7、主控人员巡检不力，思想麻痹大意。料仓长时间无产量，没有引起重视，而是怀疑仪表有问题，错过时机，直到包装人员发现干燥器密封漏料，才引起注意。三、事故教训及防范措施1、加强责任心，提高巡检质量。现场人员发现出口压力表没有压力、压力表指针不波动，要及时检查皮带是否断裂。2、当主控人员发现出口压力低报警时，要及时派人到现场检查皮带是否断裂。3、发现旋转阀me

22、3181联锁跳车时，要及时查看皮带. 4、当前系统运行正常，而没有产量时，及时查看皮带.5、及时查找干燥器温度低的原因，避免三胺结块。6、建立台帐，定期不定期检查，发现老化或磨损，及时更换。7、联系仪表人员将paxl35030联锁值由现在的10kpa调到5kpa，现场投用这块表，主控解除联锁旁路。8、技术人员对全装置的皮带传动的运转设备提出事故预想。氨汽提塔c3106塔盘变形事故一、事故经过自开车运行以来，经常发现本系统时时出现窜液和压力波动的现象，在2001年45月大修期间，打开氨汽提塔人孔进行检查，共检查12块塔盘，发现第7块塔盘脱落吹翻，第9、14块塔盘有轻微变形，观察发现塔盘受向下冲击

23、力的影响很大。二、原因分析1、从塔盘脱落吹翻以及变形的情况看，观察发现塔盘受向下冲击力影响很大。2、外商提供氨汽提塔的正常负荷100%进料量为26401.6kg/h，按110%负荷的进料量为28800kg/h，如表2所示开车以来不同负荷下对应物料进出量。如表2收集的数据分析，氨汽提塔负荷高出设计能力28800kg/h，有时高达3400035000kg/h，造成负荷高的原因是前系统母液多，如果不及时回收就会使母液槽液位上涨而溢流，不仅有损失，而且污染环境。负荷高进、出料不易控制平衡，物料在塔盘停留多，停留时间长，塔盘承受向下的重力增大，极易使塔盘受力变形；开停车频繁，加减负荷多而快与蒸汽调节不匹

24、配，升温、升压、降温、降压速度快，也会造成塔盘疲劳受损产生变形；蒸汽不稳引起热负荷不平稳，热量过多，气流向上汽提的量大，热量过少，液体向下流动的量大，易产生偏流，引起塔盘局部受力大，都可能引起塔盘受力变形。3、造成母液多的原因：（1）、切换结晶器时，为了尽快拉s3103的液位离心机负超过设计能力28287kg/h，有时高达3400035000kg/h，分离的母液量多。（2）、按外商要求，结晶器热洗一段时间要定期置换加新鲜脱盐水，保证结晶器热洗效果，要求排放的热水送往离心机，致使分离的母液量多。（3）前系统调整水量不平衡，往后去的溶液量多，造成离心机负荷大。a、急冷塔、co2汽提塔加入的急冷水和

25、稀释水多；b、由于co2汽提塔压差高问题，造成汽提效果差，冲洗塔盘往后去的溶液多。据初步统计从2000年5月2001年5月冲洗塔盘40多次，严重影响系统的运行；c、蒸汽参数的不稳定，造成急冷、co2汽提塔热平衡失调，往后系统送的溶液多。（4）、操作的不合理，班组间为争产量，造成操作上的诸多不合理因素，致使系统负荷增大。4、开停车频繁，蒸汽不稳时常中断，前系统不稳定，造成系统加减负荷频繁，加减负荷与蒸汽调节不匹配，易使设备疲劳损伤。5、操作上没按操作规程办事，工艺指标控制不合理，随意性调整太频，加上操作工对系统的认识水平有限，在加减负时过快，升温、升压、降温、降压没有量的意识，缺乏动态超前意识，

26、不注重“一伸手”。6、仪表存在的不利因素，tic32101、fic32074调节线性差，反应滞后，塔的压力、压差经常堵塞造成指示不准，给操作带来许多困难；设备设计存在缺陷，特别是再沸器（e3114），现场蒸汽不易控制。三、事故教训及防范措施1、降低前系统来物料，改变以往离心机负荷过大母液多现象。（1）、限制离心机负荷32000kg/h,氨汽提塔负荷30000kg/h，调整降低急冷、co2汽提塔的水量。（2）把热洗结晶的定期排放水改送往前系统s3104，既不影响产量，又能提高系统的水质。（3）结晶器切换时，氨回收系统提前加负荷，降母液槽v3113的液位，待切换完结晶器后拉s3103的液位，离心机

27、负荷高，不会影响氨回收负荷，这样避免氨汽提塔负荷过大很有好处。2、加强与调度、合成、尿素的联系，尽量稳定蒸汽系统宁高勿低，当蒸汽动或断蒸汽时，要及时调整氨汽提塔的负荷、热输入，特别是加减负荷要缓慢进行，以免升温、升压、降温、降压过快。3、严格控制工艺参数，杜绝超负荷、超温、超压现象发生；加强培训力度，提高操作水平，勤思考，勤观察，调整时据实际情况要有超前、量的意识，更要把整个系统连贯起来考虑，提高操作员分析判断处理问题能力。 4、加强巡检质量，发现问题及时处理；对仪表、设备等设计存在问题，目前没有解决办法，只有在操作中以不变应万变，提搞对氨回收的认识，总结经验，收集数据，为操作稳定打下坚实基础

28、。氨洗涤塔c6105填料堵塞事故一、事故经过进入2004年下半年以来，k6152出口压力持续上涨，至2005年元月份，k6152出口压力上升至9kpa，在频繁长期冲洗k6152气相管线后未见好转。2005年2月1日拆除了k6152出口8”盲法兰，干燥系统调整后运行正常。由此看来，影响干燥系统真空的主要原因集中在k6152出口气相管线和c6105塔。检查c6105塔身发现：塔体下部温热，上部较凉，而且出气口气量很少，根据这一现象，决定2005年2月2日对c6105填料进行检查，拆c6105下层填料上手孔检查发现鲍尔环上粘有浆糊样粉红色污染物，在打开下层填料卸料口发现下层填料比较干净，很少见到上述

29、污染物，从拆卸处的填料看，只在下层填料的上部出现了堵塞，从此可以判断出上两层填料的堵塞应该比较严重。随即决定拆卸上两层填料，拆卸情况证实了上述的判断。在拆卸下层填料时，把k6152出口8”盲法兰临时封死，c6105下层填料卸料孔和上手孔打开，k6152的出口压力仍然很低，证明k6152出口气相管线没有堵塞的情况。c6105三层填料用脱盐水仔细冲洗干净后于2005年2月3日回装完毕，2月4日各个法兰复位后投用，k6152的出口压力在3kpa左右，c6105上部放空出口正常。二、原因分析1、本次拆卸填料情况显示上层填料堵塞最为严重，中层填料稍好于上层，而下层填料仅仅上部有一小部分出现堵塞，从分布情

30、况和污染物状态，我们可以判断污染物来源于废水处理过的水，污染物应该是oat（三聚氰胺一酰胺与三聚氰胺二酰胺的混合物）与少量三聚氰胺的混合物。 2、结晶器、nh3-co2吸收塔、甲铵液缓冲槽等漫液也会堵塞氨洗涤塔填料。三、事故教训及防范措施1、废水系统开车后必须在分析合格后才能送入c6105进行回收利用。2、正常操作中废水系统负荷、水解器温度、汽提塔底部温度必须严格控制。3、严格根据分析结果进行废水回收利用。4、一旦出现水解器，汽提塔断蒸汽等严重影响回收水质的情形，必须就地排放，严禁送往c6105进行回收。5、严格控制各槽罐液位，严禁冒液。6、发现氨洗涤塔有结晶堵塞现象，要及时用脱盐水冲洗。7、

31、堵塞严重时，要计划热洗或酸洗填料。高压氨加热器e3103泄漏事故一、事故经过2003年8月1日20：30分反应器底部的温度突降，ti31109降至177（正常时，在负荷118%时应为205），判断为由于高压氨加热器e3103漏量突然增大导致氨加不进反应器，立即将系统的负荷减至最低，发现ti31109波动较大，说明氨是一股一股的进反应器，而不是连续的进，经请示总调，停尿液浓缩系统，反应器底部加氨对反应器内部进行稀释。为避免反应器入口管线堵塞，采取如下措施：1、将反应器的温度提高至420。 2、向反应器底部加氨，以稀释反应器内部的浓度（本次用12小时）。3、关闭hv31131后，利用fi31098

32、通过排放管线第一切断阀向反应器底部加氨。4、由于氨止逆切断阀内漏，关闭fi31130和fi31129的根部阀，将高压氨加热器e3103通过fv31064后的导淋进行卸压排放。5、拆除高压氨加热器e3103蒸汽疏水器，接临时接管加脱盐水进行试压查漏，发现有两根列管泄露，立即进行堵管。6、高压氨加热器e3103抽管束换垫后复位。（总用时9小时）7、开车时在开hv31131之前，投fi31129、fi31130的氨冲洗，打开fv31064，通过氨止逆切断阀的放空提高氨的温度至ti31110：300以上。再打开hv31131，用时10分钟处理通入口管线。二、原因分析1、本次高压氨加热器e3103列管泄

33、露与上次泄露的部位一样，都是在第一管程，主要是因为管壳程温差太大（温差达300）。2、由于高压氨加热器e3103前的氨管线较短，没办法加蒸汽夹套进行提温， 3、高压蒸汽管网压力波动大。三、事故教训及防范措施1、反应器底部加氨量不能过大。2、采用加副线的办法，当高压氨加热器e3103泄露时，通过副线将高压氨加热器e3103切出，而不影响装置运行。3、稳定高压蒸汽管网压力。4、高压氨加热器e3103引氨前，要先投壳侧的高压蒸汽，然后缓慢引氨，避免高压氨加热器e3103超压。氨回收系统波动事故一、事故经过2005年8月，氨回收系统先后出现两次严重操作失误：1、一套三胺因更换ft3181的滤袋须停第三

34、回路，为稳定氨回收，化工班组把lv32132由c3103改至v3113,由于工作失误恢复开车时未能及时改至c3103,使co2和nh3不断的在氨回收系统形成恶性循环集聚，造成c6106底部不合格、e3115a、c6107在c6106顶部温度很低的情况下严重超温，co2上窜严重，导致p3119a/b和p-3120a/b严重汽化,造成精制系统无法配氨等严重后果，长时间的超温，泵的汽化和处理加水还造成v3116满液。这件事情为我们敲响了警钟，暴露了我们事故判断能力和操作经验的不足。2、8月30日，二套三胺操作人员在主控操作时，把氨回收压力调节阀pic62143a/b/c串级调节回路设置错误，长时间未

35、发现处理，造成液泛现象发生的严重后果。二、原因分析1、对系统不够了解， 操作思路不清晰。2、没有深入吸收消化技术，操作水平有限。3、操作经验不足，对事故判断处理能力缺乏。4、操作责任心差，没有认识事故的严重后果。5、设备存在设计缺陷、塔盘吹翻腐蚀严重。四、解决及采取措施氨回收系统是一典型的汽提精馏操作单元，在整个装置中具有相当重要的位置，操作中应给予足够的重视，以保证系统的稳定。1、在氨回收系统中，nh3和co2是挥发性组份，水、me、oat等为不挥发组份，其中me、oat等物质被视为惰性物质，在氨回收系统中，用蒸汽加热把nh3和co2从液相蒸出，其中co2的量相对较少，在e6115a中经降温

36、后可全部被液相吸收冷凝，而未被液相吸收冷凝的大量的nh3和微量地 co2沿c6107上升过程与回流氨逆相接触，最后形成纯净地气氨在e6115b和v6116中冷凝回收，而co2以c6107底部液相的形式通过lv62132送到c6103,形成急冷水，达到全部回收的目的。故而氨回收系统应遵循汽提精馏单元以及甲铵液的特性进行操作。正常操作中，在一定的压力下，c6106、c6106各点物料的组份与该点的温度是一一对应的，也就是说，1)、c6106底部温度要求控制207，即纯水在1.7mpa下的沸点温度，换句话说，在c6106底部，co2和nh3要被全部蒸出；2)、c6106的顶部温度的高低与气相中所含的

37、水分即底部加热蒸汽相对负荷的高低有密切关系，加热蒸汽相对负荷加得多了，蒸出的水分就会相应增加，温度升高，相反，温度会下降，而该点温度的高低对c6107底部液相的温度有很大影响，故而应通过及时加减底部蒸汽使其尽量保持在一个稳定的水平，以保证整个系统的稳定。3)、c6107顶部温度控制在43，即保证顶部是纯气氨，但该温度仅对于c6107的 顶部压力为1.6mpa的情况，如果压力升高，该点温度也会相应的升高，例如1.7mpa对应45.5，同样也能保证气相的纯度，不需增加回流氨，即使增加回流氨，温度也不会回落到43，只会造成c6107的底部液相温度的降低，引起系统波动。故判断c6107温度是否升高，首

38、先应确认压力是否正常，可以参考pi62065和pic62143,在这里特别注意的是pic62143的测压点在v6116上，在某些情况下不能代表氨回收的压力，例如，c6107气相管线发生结晶堵塞，pv62143a/b阀门动作不正确或者象前段时间出现的阀位同时关小等。4)、c6107底部液相温度。如果整个系统负荷一定，可认定液相中的co2的量是相对稳定的，温度的高低与含氨量密切相关，也就与系统的稳定及氨耗密切相关。2、目前，lv62132指示不准，lv62132手动操作，这就要求我们要及时根据负荷的变化相应调节该阀，防止液位过高或过低，同时也应经常根据fic62074和fi62114量的相对大小和

39、lv62109的开度来判断液位指示是否正确，避免c6106液位过高或过低。3、c6106跟其他的汽提塔一样，若操作不当会出现液泛的现象，这主要是因为直径一定的塔，可供气液两相自由流动的截面是有限的，两者之一的流量若增大到一定限度，降液管内的液体便不能顺畅的流下，产生不正常积液，最终可导致两层板之间被泡沫液充满，形成液泛。液泛和气液夹带都是塔器操作的禁忌，是工况恶化逐渐发展造成的后果。气液两相的流量对应的是塔器的负荷和再沸器的蒸汽量，这就要求我们对再沸器的蒸汽量要根据负荷的大小超前增减，即在进料组份一定的情况下，fi62117和fic62074存在一个一一对应的关系，不能超过太多，否则，所形成的

40、气相的物料量会增大，轻则顶部温度升高，重则形成气液夹带，甚至液泛。同样的，c3103、c6102也会出现类似的现象。c3102在2001年前后经常出现的塔盘结晶堵塞，就是因为当时急冷水加的太多，c3102不堪重负，负荷高，蒸汽量随之加大，气液两相的同时增加使液相在塔盘上的流动速度变慢，加之lv31177处的减压闪蒸等诱因，极易发生结晶现象，进而出现塔盘堵塞，同时c3102顶部极易出项气液夹带的现象，也是这个原因造成的。4、c6107底部温度可通过c6106顶部温度、tic62090以及c6107回流氨来控制。三者我们要综合利用，超前操作，并注意积累经验。增加负荷和底部蒸汽后可手动适当开大tv6

41、2090,在c6107中部温度有所反应但底部温度升高前适当增加回流氨，稳定后及时减下来，在c6107液位升起来之前提前开大lv62132,这样作，氨回收系统会很快稳定下来。操作氨回收，经验非常重要，我们应注意积累下列经验值以备平时参考：1）、不同的负荷对应的蒸汽量；2）、不同的负荷下对应的阀门开度，其中包括fv62074、lv62109、tv62090、lv62132、pv62143a/b等；3）、不同的负荷下对应的fi62114和fi62118的量；4）、不同的负荷及相应的蒸汽量的情况下，c6106、c6107各点的温度趋势，他们能客观地反映出系统地稳定性和目液组份的变化；5)、装置负荷在1

42、18、50、25%等不同负荷时氨回收的工况；6)、注意积累系统出现问题时的工况参数以及发展过程，提高自己的事故判断能力。5、氨回收的负荷严格来讲应是母液中所含的nh3和co2量，我们在重视fic62074的量的同时不能忽略母液组份对氨回收系统的影响，特别是在特定的情况下，例如装置开车、离心机反洗、第三回路停车检修等情况，母液中的nh3和co2与正常时都有很大区别，工况也会不尽相同。6、pic62143可通过选择器hs62143实现两种控制方式即控制pv62143a/b或控制pv62143c.选择控制a/b阀时，pic62143必须在自动auto状态，hic62143a/b在串级cas状态,pi

43、c62143的op值对应pv62143a的开度，pv62143b的开度为100减去pv62143a的开度，即ab两阀的开度之和应为100。当把hic62143a由串级切至手动进行开关后在切回串级时，a阀的开度还会恢复为pic62143的输出值，选择控制c阀时,同样,pic62143必须在自动auto状态，hic62143c在串级cas状态,pic62143的op值对应pv62143c的开度,当把hic62143c由串级切至手动进行开关后在切回串级时，c阀的开度还会恢复为pic62143的输出值，建议大家需要手动开关a、b阀时，可直接把pic62143打手动改变其输出值即可实现a、b阀的开关，调

44、节稳定后pic62143要及时打回自动。nh3-co2汽提塔c3102塔盘堵塞事故一、事故经过自2000年5月10日18：00，首次发生了c3102塔盘结晶堵塞，自此以后，此现象经常出现，严重时系统运行20多天就会出现一次。伴随着c3102塔盘结晶堵塞，系统出现了很多问题，氨、二氧化碳汽提塔c3102下塔压差pdi31202升高；氨、二氧化碳汽提塔c3102液位lic31225降低；严重时，再沸器e3107不能增加ms，顶部易带液，c3102顶部温度升高，氨、二氧化碳吸收塔c3103液位上升，引起超温超压。要处理此问题，系统必须减负荷冲洗，严重时系统必须停车，打开汽提塔顶部人孔处理才行。严重影

45、响了系统长周期稳定运行。二、原因分析1、由于pv31177进入c3102后，压力由2.5mpa降至0.5mpa，压力突降，闪蒸降温，容易析出结晶。2、反应器温度控制高，生成高聚物含量高3、工艺循环水中oat含量高4、汽提塔进料浓度高5、仪表原因，造成c3102进料不稳。三、事故教训及防范措施1、氨、二氧化碳汽提塔c3102塔外加ls盘管,外部供热。2、在保证急冷塔c3101底部物料不结晶的情况下，尽可能减少急冷水量，降低c3102负荷。3、提高加入急冷塔的急冷水温度tic31185，降低急冷塔出液中的氨含量。4、在保证c3102底部温度ti31224正常的前提下，减少再沸器e3107的中压蒸汽

46、量fic31217。中部温度ti31208控制在150以上。5、提高氨吸收塔c3107底部温度，尽可能减少带到氨、二氧化碳吸收塔c3103的氨量。6、严格控制汽提塔的操作指标：pic61211控制在0.50mpa，底部温度ti61224控制在158，ti61208控制在150以上，保证co2被汽提出来，顶部温度ti61209控制在134。仪表空气管网进水事故一、事故经过2001年5月11日，仪表空气管网进水，现场操作使用胶管充压，充压结束未及时拆胶管，当系统开车时，造成水进入空气管网，最后通过空气吹扫进到包装料仓，造成包装下料困难，无法包装。二、原因分析1、仪表空气压缩机的疏水器堵塞，凝结水进

47、入ia管网；2、再生干燥器系统停或不切换；3、吸附式干燥剂失效；4、工艺系统用空气进行充压时，压力升起来后未及时拆除胶管，工艺系统中的水倒入空气管网。四、解决及采取措施危害:1、一旦仪表空气管网进水，将导致阀门电气元件短路，定位器失灵，阀门处于事故状态，威胁装置运行。2、水通过流化空气进入s3106a/b，产生三胺结块，料仓堵塞无法下料，称量机失灵，严重影响包装并产生废品三胺。3、袋式过滤器ft3152（以及ft3109、ft3181、ft3192）进水，使滤袋板结失效，压差升高。4、气动震荡器生锈卡涩。5、含水的ia通过me3153、me3154、me3181、me3184、me3185a/

48、b、me3183a/b的密封进入系统，使三胺产品水含量超标，同时会使密封失效。预防措施：1、仪表风缓冲罐定时排水，每班一次。2、加强巡检，保证空压机和干燥器系统运行正常。3、联系中化定期在线分析仪表空气的水含量。4、发现干燥剂失效就更换。5、工艺系统用仪表空气冲压时，用完后要及时关闭冲压阀，并把胶管拆掉。6、空压机保证运行和备机良好，定期维护保养。蒸汽冷凝液电导高事故一、事故经过1、2003年10月9日 ，二套三胺主控人员发现蒸汽冷凝液电导ai69016高,及时打开冷凝液总排放，一边联系中化取样分析冷凝液中氨含量高达500ppm以上，一边组织查找原因，对可能存在与蒸汽和氨有关的用户进行查找，特

49、别是高压蒸汽用户，当打开氨夹套蒸汽冷凝液导淋时，闻到大量氨味；同时冷凝液就地排放，增大反应器底部氨量，反应器断料进行升华排塔处理。而且量大，13日停车查漏，采用分段查漏的原则进行，并及时更换氨夹套管线，16日处理完进行开车正常。2、2003年8月1日，一套三胺主控人员分析冷凝液电导ai39016高，查漏处理原则(同上1)，当发现高压氨加热器e3103列管漏，hc就地排，操作上增大反应器进口氨，反应器断料 进行升华排塔，由于氨漏量大，反应器加不进氨，最后反应器停车封塔，e3103堵管处理。三、原因分析蒸汽管网压力低时，工艺介质倒入蒸汽管网。换热器e-x103、e-x105、e-x106、e-x1

50、10、e-x113a/b、e-x120泄漏。高压nh3冲洗管线泄漏，氨进入夹套。急冷尾气管线泄漏，氨进入夹套。界区蒸汽或复合肥冷凝液电导高。四、解决和采取措施采用从高压用户到低压用户的逐次排查的思路。首先确认界区蒸汽和复合肥冷凝液电导是否正常。确认蒸汽管网压力是否正常。然后打开蒸汽冷凝液总管排放阀。通过蒸汽降温泵p3134入口改为脱盐水置换。联系中化，依次取样分析e3103、e3105、e3106、e3110、e3113a/b、e3120等6台换热器的蒸汽冷凝液。分析高压氨夹套和急冷尾气夹套的冷凝液。确认泄漏位置后，将该用户的冷凝液切出，就地排放，利用机会处理。冷凝液电导正常后，关p3134入

51、口脱盐水，冷凝液重新回收利用。k215主机烧毁事故一、事故经过2009年9月19日上午11点左右，k215a在更换入口空滤网后启动，在机组加载过程中，操作人员发现主机北端安全阀处冒油烟，同时压缩机发出异常的响声，操作人员立即执行停机指令。但在紧急停机时却发现紧急停车按钮和停车软键均不起作用，机组无法停运，操作人员紧急通过调度联系电气直接切断6kv电源，机组停运。机组停运后，对机组进行检查发现：1、主机北端冒油烟系安全阀起跳所致；2、主机空气入口法兰处有油喷出；3、智能控制器的液晶显示屏无显示。二、原因分析事情发生后，联系电气、仪表对机组进行了详细检查测试分析，结果显示：1、智能控制器的液晶显示

52、屏无显示系其电源线脱落造成的，因其电源与紧急停车按钮的内部接线捆扎在一起，当旋转按钮时就把该电源线从控制器上扯了下来。2、“control power loss”报警，意思是失去控制电压；控制电压是指主要用于机组紧急停车按钮、断油阀、放气阀等的110v电压，通过智能控制器，可以实现机组的安全开停车。当智能控制器检测不到该电压时便发出此报警。3、压力开关的动作和安全阀起跳是相符的，证明安全阀是属于正常起跳，当时该处压力确实很高。4、以下三点可说明智能控制器有问题：（1）正常情况下，“hat-1”和“ips”开关动作，机组应自动联锁停机，而智能控制器竟未发出停机信号；（2）“2ctt”和“2att

53、”显示温度应该一致；（3）控制器上的停车软键为何不起作用。5、机组入口冒油，应是直接拉闸断电停机断油阀动作滞后造成的，可通过测量断油阀的电磁阀是否断电来判断断油阀的开关状态，断油阀是直接由风扇电机与主电机的联动开关控制的，开关动作顺序与正常停机稍有不同。三、事故教训及防范措施1、启动时必须严格按操作规程执行2、加强对操作人员的培训3、启动后确认断油阀及相关附件运行正常4、定期检查清洗保养油冷器5、定期检查和更换联轴器及各软管组件6、保证专业润滑油的质量7、油气分离器、空气过滤器及油过滤器定期更换吸收塔冷却器e3109堵塞事故一、事故经过2002年元月1日、7日，主控首先发现nh3-co2吸收塔

54、 c3103超压，其放空阀pv31254全开，同时吸收塔循环泵p3109的循环量fi31266大幅度降低，吸收塔冷却器e3109出口温度tic31268上升较快，吸收塔冷却器温度控制阀tv31268全开，吸收塔底部温度ti31267一直上升。经过判断分析，确定吸收塔冷却器e3109堵塞。二、原因分析1、在吸收塔冷却器e3109堵塞前，ne3-co2汽提塔c3102塔板刚刚堵塞过，分析认为，在汽提塔c3102塔板堵塞时，汽提塔c3102内的三胺带到ne3-co2吸收塔c3103，在经过吸收塔冷却器e3109冷却后，三胺结晶，造成冷却器e3109堵塞。2、热洗三胺结晶器用的热水，在使用一段时间后，

55、由于热水中的三胺浓度增加，不宜在用来热洗结晶器。热水一般要送到工艺循环水槽s3104内回收，s3104内的水进入系统，首先要进入ne3-co2吸收塔c3103，在含有高浓度三胺的热水进入吸收塔c3103后，经过吸收塔冷却器e3109冷却后，三胺结晶，也会造成冷却器e3109堵塞。三、事故教训及防范措施1、要打开吸收塔循环泵p3109到工艺循环水槽s3104的阀门，开大吸收塔补液阀lic31264或打开急冷水给料泵入口dw，为吸收塔c3103补充新鲜水，置换c3103。2、全开吸收塔循环泵p3109出口管线上的阀门，短时间关小吸收塔冷却器冷却水阀门tv31268或切断cw，通过提温使吸收塔冷却器

56、e3109内的晶体三胺溶解并带走，必要时吸收塔循环泵p3109启动双泵运行。3、打开吸收塔放空阀pv31254及其副线，防止c3103超压。4、当吸收塔循环泵p3109的循环量fi31266增大时，说明堵塞的板片逐渐处理通。继续大流量循环一段时间后，将系统恢复正常。5、正常生产时，严格控制ne3-co2汽提塔c3102的指标。保证ne3-co2汽提塔c3102顶部加水量；防止ne3-co2汽提塔c3102液位过高；有三胺进入ne3-co2吸收塔c3103。6、避免ne3-co2汽提塔c3102蒸汽量加的过大过快，引起c3102汽液夹带，三胺进入ne3-co2吸收塔c3103。7、向工艺循环水槽

57、s3104送热含有三胺的热水时，速度不要太快。 三聚氰胺产品浊度超标事故一、事故经过2009年6月19日中班21点中化室反映二套三胺干燥器出口取样分析浊度超标，接到通知后初步判断工艺循环水质量不好造成的，立即采取降低系统负荷、置换系统、控制包装切仓（c仓进料）、不间断取样分析等措施，至20日上午10点中化分析基本合格，但仍偏高（20日6点浊度38.6、8点浊度7.48、9点浊度56.27、10点浊度12.26、11点浊度11.86、13点浊度5.87、14点浊度9.42、15点浊度6.65），继续观察两个小时后系统逐渐增加负荷，20日中班17点二套出料切至b仓，并继续监控产品浊度，（20日16点浊度7.65、17点浊度8.38、18点浊度7.4、19点浊度5.97、20点浊度5.22、21点浊度5.41、22点浊度5.19、21日2点2.04、4点2.14、6点2.28），在此过程中产生的不合格品也已经全部包装，全部不合格品及部分未确认合格的产品目前的存放货位、吨数及包装种类已