加氢裂化开工过程事故汇编解读

1、加氢裂化开工过程事故汇编二零一零年七月生产技术处循环氢压缩机故障循环氢压缩机及其辅机故障， 严重制约了装置的顺利投产， 反应系统气密过程中， 当反 应系统压力 12.0 14.0MPa，因密封油泵压力不足，密封油系统热量分布不平衡，油冷却后 温度较高， 曾数次造成循环氢压缩机停机， 影响气密进度， 对密封油泵及冷却系统进行改造， 16.0MPa 氢气气密一次合格。投料试生产后，循环氢压缩机频繁停机，且没有任何报警，给 查找原因带来较大困难， 其间陆续解决了润滑油泵出口安全阀弹簧损坏， 调速油供油管径过 小， DG505调速系统参数整定欠佳，冬季外供中压蒸汽管网过长，中压蒸汽温度低易带水， 现场

2、调速系统反馈信号接线短路等问题，使停机问题最终得以解决。C101（循环氢压缩机）密封油液位导致机组联锁跳闸1986 年 7月 9日， Q01机组在第一次试运中， 8：05 时密封油高位罐液位下降，电泵也 无法维持液位。 8： 08 时由于高位罐液位低造成联锁跳闸， Q01自动停运。事后发现液位自 控回路调节阀处于关闭状态， 经检查是该阀定位器供风定值器损坏， 仪表风中断造成调节阀 自动关闭，使密封油不能进入高位罐。分析： 调节阀出故障是操作中常见的现象， 当运转设备正常而出现断流故障， 应立即查 看调节阀开度，必要时用旁路阀调节。1.0MPa 蒸汽温度减温到 1801986年 8 月 21日，

3、 C101（循环氢压缩机） 正在开机试运中， 废热锅炉开除氧系统， （向 CT1019循环氢压缩机蒸汽透平）背压蒸汽注碱温水，将1.0MPa 蒸汽控制在 250，由于除氧器温度升的过高液位波动，造成 F106-P0lA 泵（碱温水泵） 抽空碱温水中断，背压汽温控 表 TC-713 自动将注碱温水阀全开，备用泵起动后温控表调节滞后，大量碱温水注入 C101 背压汽中，使 1.0MPa蒸汽温度降到 180。故障出现后，紧急将 TC-713 改手动将温度提回 到 250 。分析：加氢裂化装置的低压汽是排放到厂管网， 1.0MPa 蒸汽饱和温度为 170，接近 170时会造成蒸汽带水事故。 我厂热裂化

4、装置和瓦斯压缩站使用以1.0MPa 蒸汽为动力的汽轮机，蒸汽带水会造成汽轮机损坏，对蒸汽温度的控制万不可大意。C102 向制氢返回氢中断1986年 9 月 2日， C102B机（新氢压缩机）由于一级入口滤网堵需更换到C102A机。启动 C102A机后， 由于新氢管路太脏， 一级和二级入口滤网立即堵塞，被迫紧急停机，造成制 氢返回氢中断，制氢装置被迫切断进料。分析：制氢反应炉需要加氢 C102 提供返回氢作反应配氢，返回氢中断制氢将被迫切断 进料， 反之又影响加氢， 这是一个联系两个装置的重要环节， 换机时一定要注意将返氢线打 开，此次故障产生于试运阶段，所以影响不大。正常生产操作则会产生重大波

5、动。C101更换转子1989 年 7 月 4 日装置第 12 周期开工， 18 时当循环氢压缩机 C101 转速由 3000rpm 向 8000rpm 提速时，机组出现严重振动，厂部决定进行检修。经检查发现，迷宫密封磨损，蜂 窝密封磨损， 平衡鼓镀层有剥落现象， 转子叶轮有结垢现象， 吸入口与级间扩压器内存有蜡 油，原转子已不能再用， 厂部决定更换国产新转子，以后运转情况表明，国产转子的性能优 于进口转子。分析：因循环油进料孔板 FRC-157法兰泄漏， 装置进行 21巴/ 分紧急放空降压时， 部分 较重的油冲进入 C101 入口管道， 当 C101 重新启动时循环气体带液造成机组振动， 损伤

6、转子 与密封件， 这种现象车间已估计到， 但是当时条件不允许进行处理，而是“抓紧时间开工” ， 结果是相反的。此次教训应牢牢记住，不能盲目执行上级命令。循环氢压缩机喘振4 月 11 日装置停工准备进行第二次催化剂再生， 4 月 24 日开 C101 循环氢压缩机循环升 温， 15：50 时接班完毕后，岗位人员发现温控表TIC-210 输出在 50以上， B阀处于全开的位置， E101 与 E103 循环氢 / 反应产物换热器换热流程短路。为提高循环气换热温度，用 仪表手动将 B阀关闭，此刻 C101 入口流量立刻下降产生喘振，机岗位反应迅速立即将反飞 动控制阀全开， 没有造成机组损坏。 事后查

7、明 TIC-210 回路 A 阀手动轮开在关闭位置上， 调 节器信号对该阀无作用，当 B 阀关闭时实际上造成反应流程中断 C101断流，故障当时的瞬 间 C101入口压力 2.7MPa 出口压力 5.3MPa。这是一起严重的未遂事故，幸亏机岗位反应快否则C101 转子非损坏不可。上一班开机流程检查不细，恰巧停工冷却时 TIC-210 的手动输出使 B 阀打开，反应流程畅通顺利开机， 但却埋下了事故隐患。 接班的检查不细。 当发现与正常不同现象应追问清楚， 但没有那样做。 开工期间要特别注意流程正确，如发现异常一定要弄清楚再调整。新氢机出口超压现象1994 年开工切换机组过程中，此时系统压力已达

8、到6.OMPa，新氢机由意大利机切换至沈阳机。按规程，先开三回一线机组自身循环，在未关小三回一阀的情况下，开启出口阀， 此时系统压力经三回一反窜至入口，入口压力超高经机压缩后，出口压力猛增至12.OMPa，出口震动极大，经紧急停机后，幸未发生事故。吸取本次经验后，在开出口阀前，先开出口 放空阀开机，在开启出口阀同时，关闭出口放空，避免了上述问题。循氢机调速过快，造成循氢带液1995 年，检修后的开工，进油后，循氢机手动提速，转速由 7000 转 / 分向 9000 转 / 分 提，由于提速过快，造成循氢大量带液，瞬时，高分液面满。循氢罐液面达到高位报警线， 经迅速降低转速、降量，及时脱液后，避

9、免了一次可能发生的严重事故。经验教训，在循氢 机提速过程中， 首先应通知反应岗位， 并按规程提速， 以免发生循氢带液， 甚至带入循氢机， 造成毁机的重大问题。齐鲁石化缓和加氢裂化开工中出现的问题及处理方法90年 1 月 3 日凌晨循环氢压缩机突然停机，精制反应器入口温度失控超温，压力超高。 紧急泄压重新开工后，精制反应器床层压差由停机前的 0.25MPa升至 0.3MPa。 15 日又进一 步升至 0.49MPa。25 日又突然降回到 0.24MPa，与此同时精制油氮含量节节升高，虽不断提 高精制床层温度，但氮含量仍升高到143ppm，在这段时间内裂化床层的温度也相应提高，2月 2 日温度已经

10、升到 380 方能维持大于 350 馏分的转化率在 35%左右。2 月 1 日发现精制 反应器一床层中上部外壁出现过热点，过热区不断扩大， 2月 9 日超温区中心壁温已经达到 320，故停工检查处理。经过开盖检查和再生卸出催化剂的观测，发现一床层上部到顶分 配器塔盘均已被焦炭堵塞， 并且在贴近器壁处有一深 1.2 米以上的洞穴直通超温中心部， 内 保温表面有一主裂纹和多条小裂纹汇集在超温中心部，另外再生后一床层催化剂大约粉碎 25%，床层水平断面的中心部位粉化的更为严重，这也是压差增大的一个原因。3.GAT-183 齿轮箱轴烧坏92 年 7 月 19 日 22 ：30 分启动 GAT-183（

11、密封油蒸汽透平泵） ，准备开循环氢压缩机， 在开 GAT-183 前做好了开泵前的一切准备工作； 开启后发现此泵振动较大， 立即向上级有关 部门汇报并来人查看未做任何处理，交接班时下个班也未发现任何问题，到1： 30 分发现GAT-183 齿轮箱轴烧坏。事后进行事故分析，主要原因是检修不过关造成烧轴，另一方面有 可能是润滑油少的原因造成烧轴。经验教训：（1）此泵检修完后未进行认真检查。（2）操作人员对事故判断能力较差。（3）没有严格按操作规程执行，润滑油位低。（4）有关上级部门对此事不够重视，岗位人员应继续向上级汇报。反应转化率过高1986 年 10 月 28 日 8：30 时反应提量， 19

12、：00 时反应提量到 80 吨 / 时，反应温度控制 过高，单程转化率高达 82.5 ，引起分馏操作波动。 20：00 时 T103（产品分馏塔） 油过轻， P108（塔底抽出泵）泵抽空， F104 被迫熄火，反应被迫降温降量，产品转不合格罐，影响 正常生产达 6 小时。分析：反应单程转化率设计为 60，过高或过低均造成分馏不正常，特别是反应温度 超高时，深度转化的反应生成油进入分馏系统后， 轻者造成冲塔， 严重会产生超压事故。转 化率是反应岗位重要控制指标，调节中应缓慢进行把握好与进料量相适应的反应温度。反应深度过大影响分馏1987 年 10 月 22 日第四周期开工，反应进油后 Pll2

13、（分馏单元最后一分馏塔底泵即尾 油泵）处于半抽空状态， 21：00 时各塔液面指示全满， 21： 30 时反应被迫降量，但由于降 量过急温度降得慢，造成反应深度大，单程转化率达87.5 ，造成 T101（脱丁烷塔）冲塔，D104（ T101回流罐）满，液态烃放人火炬时形成火雨将火炬下烧着，报火警。分析： 反应深度是反应岗位的关键指标， 绝不能出差错， 处理应本着先降温后降量的原 则进行。反应器大盖发生泄露着火1987 年 9 月 9 日，四套加氢精制开工期间，反应器大盖发生泄露着火，使反应器顶部 框架钢梁烧毁，装置紧急停工。分析：泄露系检修时反应器大盖卡扎里密封半丝装反，致使筒体及半丝螺纹未紧

14、到位。 经验教训：检修拆装设备要认真严谨，否则可能引发重大事故。催化剂床层发生严重飞温1993年 7月，二套加氢裂化开工期间，使用 RT-1 新催化剂，进油时催化剂床层发生严 重飞温，床层最高温度达 820，装置紧急停工。分析：进油温度为 240，略高，后调整为 200，开工正常。 经验教训：新鲜催化剂初进油时，温度不能太高，否则极易发生超温事故。废热炉入口负压超高1986年 9月 2日，反应炉 F101和 F102正在升温，废热锅炉开 C104（烟道气引风机） 引烟气煮炉。操作人员在进行烟气切换时，烟道旁路挡板DA-6 关得太快，废热锅炉入口负压过高，将 F101 和 F102 两炉火抽熄。

15、分析： 废热锅炉入口负压控制着五台工艺炉负压，它的激烈波动将造成五台工艺炉负压波动， 严重时会产生熄火，炉膛爆炸等恶性事故。 锅炉操作人员调整负压时，应与反应和分馏岗位联系，三方人员到现场严密监视各炉负压变化情况，必须缓慢调节。F102（循环氢加热炉）干烧1986所9月 15日 15：15时，反应系统正处于开工高压气密阶段，由于高分液位D102超高报警跳闸联锁表 LS/LAILH-01 因表件松动造成误动作， C101（循环氢压缩机） 紧急停车 7 巴/ 分自动放空， F102 自动熄火。当班人员在没有将主火嘴手阀关闭情况下将 XCV-104A 联锁控制阀复位，有四个火嘴又自动点燃。车间干部从

16、中控室 CRT显示发现 F102 管壁温度 最高点已升到 512，责成岗位人员立即检查才发现此问题，立即将火嘴熄火。分析： 不管加热炉出现什么原因造成熄火， 操作人员应首先关闭火嘴阀门， 否则可能造 成干烧、爆炸等事故。我厂曾经因为类似情况火嘴复燃， 之后又不检查造成炉管烧坏， 甚至 整台加热炉报废的重大事故， 此事反映了操作人员对事故的处理过程不熟悉。 需要进一步加 强训练，提高技术素质。分馏炉回火爆燃1986 年 10 月 4 日 9：40 时，突然 F104（产品分馏塔底重沸炉）发生回火爆燃，接着 F103（脱丁烷塔重沸炉）也回火， F104 又发生第二次回火。由于不明回火原因，当班人员

17、 立即在中控室紧急停炉，反应降温降量，对操作产生很大波动。分析： 这是一起严重的回火爆炸事故， 由于初次开工现场比较乱， 其原因当时也没能调 查清楚，经分析和以下原因有关：（ 1）、燃料油压力控制过高。装置内总线在1.0MPa，比正常高出 0.2MPa。（ 2）、雾化蒸汽压力没有投自动，各炉没按规定将蒸汽与燃料油差压控制在0.15MPa，F104 差压仅有 0.07MPa。原因可能是蒸汽压力波动， 燃料油雾化不良， 部分火咀熄火。 司炉员发现之后将烟道挡 板开大，大量空气进人炉膛后产生爆燃。 要强调的是，加热炉蒸汽压控必须投入自控， 否则 蒸汽压力波动十分容易产生熄火、爆炸等事故。F103（脱

18、丁烷塔重沸炉）熄火造成馏分波动1987 年 9 月 8 日准备开液力透平，仪表检查 LIC-103 控制回路时不慎将 LIC-103BV 阀 开大，将 D103安全阀顶跳， D103压力突然由 1.95MPa 降到 1.7MPa，T101 进料一时中断。 分馏岗位人员既不请示班长也不向在场的车间干部汇报，自作主张熄灭 F103 炉火，给整个 分馏单元操作造成很大波动，影响正常生产约3 小时。分析： 这本不是难以处理的故障。 正确的做法可以降 T101脱丁烷塔压力， 降 F103出口 温度， T101 进料很快就能恢复，但由于熄灭 F103 炉火扩大了事态。岗位人员进行重大决定前应向在场的班长汇

19、报，征得同意后方能采取行动，当然如时间不允许可自行处理。F101（循环氢加热炉）炉管结焦1987 年 11 月 5 日 0： 00 时开 C101（循环氢压缩机）反应开始升温升压进入开工过程， 但 C101因封油液面建立不好， 1：00 时 C101才提到 8.0MPa。F101 点火以后，发现 E101第 二路出口炉管壁温上升很快， 2：00时记录 T108为 556.6 ， T109为 565.7 ，比其余三路 壁温高出 200。仪表工校验认为热偶无问题，当班人员却认为不准，没有将温度降下来， 反将温度继续升高。 4：00 时记录 T108 达 597.8 ，T109达 570.3 ，超温

20、时间在 2 小时以 上。事后检查确认第二路已结焦。 割管清焦时第二路炉底弯头堵满高约500mm的焦块。 油是怎样进人炉管的？ 11 月 3 日零点班处理蒸汽中断事故时，反应充氮到1.2MPa，3：00 时制氢充氮， 由于加氢与制氢共用 2.5MPa线，加氢反应系统氮气从 F101出口单向阀倒窜去制氢 将部分蜡油带入 F101 炉管管内， C101启动后，由于反应系统压力低，气体循环量小，不能 将油带出炉管，在干烧情况下造成炉管结焦。分析： F101 是循环氢加热炉，炉管中一般中不会有油的，事故出现前没人意识到会有 油。当仪表已表示异常状况时， 武断地认为仪表不准，壁温已超出工艺卡片所规定值，

21、还盲 目干下去。这是一起严重的违章事故。从中可以吸取以下几点教训：（1）、认为难以发生的事故不等于不会发生。（ 2）、当仪表指示异常时，不要武断地认为表不准，而应该去推敲找出问题所在。（3）、任何情况下不能违反工艺卡片所规定的工艺指标。（ 4）、单向阀一般情况下是不严密的， 不能认为管路上设有单向阀后管路介质不会倒流。加热炉在点火过程中出现正压回火1994 年，反应加热炉在点火升温过程中，频繁出现正压回火的问题，操作人员有被烧 掉眉毛、头发等现象。经事后分析，由于燃料气线无氮气吹扫置换，在蒸汽吹扫后，瓦斯放 空不够，瓦斯线中含氧量不合格，因而在开工点火初期，加热炉频繁正压回火。分馏热油泵密封损

22、坏分馏热油运过程中温度超过 200，各塔底泵密封频繁损坏， 分馏贯通热油运经常中断。 其原因是热油泵自身配置密封冲洗冷却器过小， 密封油温度不易控制所至。 同时， 泵的密封 件本身也存在缺陷。 为此， 将塔底油泵高压进料泵的密封冲洗液改为加氢尾油做密封液， 集 中供给，有效地解决了此问题。P112B出口压力表弹出1986 年 9月 21日分馏单元正在热油运，在启动 Pll2B （分馏塔底泵）时出口压力表突 然弹出， 200热柴油从压力表引压管喷出，操作人员冒着危险立即停泵，关闭泵出入口阀 门，避免了一起事故。事后检查是因国产压力表与配套的压力表引压线接口螺纹规格不同， 国产压力表头是公制螺纹而

23、引线接头是英制螺纹， 两者根本不匹配造成的。 对我们这套引进 装置来说，由于引进设备大都采用英制，在更换或检修设备中要特别注意这个问题。P112 严重抽空2月 13日第十七周期开工于 9：12时反应进油， 14：05 时开 T106，此刻 Pll2 两台泵 反复抽空造成操作混乱。 原因是循环油罐 D107在整个开工过程中去 T106 的循环线仅仅开小 旁路阀，由于循环量低 D107中的油与水没有置换干净温度也低，开T106 时将 D107循环线主阀打开升温， 于是出现 Pll2 严重抽空。 这种事以往也曾发生， 此次是非常不应该的。 Pll2 抽空处理不好是很危险的， 会造成空冷 A107 泄

24、漏或冷凝堵塞， 以往因此曾出现过几起事故。P102A预热线堵，影响开工1999 年 1 月 31 日，装置检修后按计划开汽，开工过程中发现P102A 预热线堵。 P10lB检修未完，循环油改入 D101，直到 2 月 5 日 P102A才处理好，恢复正常流程生产。高分液位、界位调节阀堵塞开车过程中， 曾发生过高分液位调节阀被硬塑料物堵塞， 被迫使用调节阀副线控制， 将 调节阀阀芯拆除清扫。 高分液位调节阀也曾多次被不锈钢丝卡住阀芯， 也被迫用其副线控制， 并在调节阀前安装过滤网。分馏塔液面仪表指示失灵，成安全阀起跳加氢装置开工期间， 装置进行热油运行时， 分馏塔液面仪表指示失灵， 塔被装满后仪

25、表 没有指示和报警， 造成安全阀起跳， 油窜入火炬线将火炬放空罐装满， 幸亏离心机没有联锁 泄放， 否则火炬放空罐将发生大爆炸，后果不堪设想。从以上事故中应吸取经验教训，在以后的开工及生产中不应过分相信仪表， 尤其是开工初期， 室内仪表指示要经常与实际相对照， 发现问题及时联系仪表处理。 作为操作人员对操作情况要做到心中有数， 操作发生变化时应 多思考，做到手勤、腿勤、眼勤，发现问题及时处理，避免类似事故再次发生。Pll2B 预热线限流孔板漏油年 9 月 20 日分馏岗位正在热油运， P112B（分馏塔底泵）开始预热，预热线阀开 后，200的热油从预热线限流孔板喷出， 情况非常危险。 事后检查

26、发现孔板两侧均无垫片， 并且螺栓也没上紧，用手即能转动。分析：新泵和检修完的泵，投用之前应详细地检查，试 压合格后方能投用。仪表丝堵忘恢复，第一分馏塔 T103（即产品分馏塔）冲塔第十七周期元月 23 日 7：58 时进油开工， 12：30 时反应器床层建立温升， T103 底温已 升到 350，但各侧线无产品可抽，塔顶也无馏出物，这一奇怪现象没引起开工人员特别注 意，没有人到现场查看。 13：15时 T103安全阀起跳，才发现塔顶回流罐 D106的压力达 0.35MPa 已严重超压。在撤压过程中 T103 发生严重冲塔，塔顶温度高达 250，当时塔顶空冷风机 有一半没开，温度激烈变化使四台空

27、冷共 37 个胀口泄漏，个别胀口被拨出 10 毫米。更为严重的是 D106满，热油冲进 D106到 F104（T103 加热炉）的瓦斯线，恰巧该线炉 前压力表检修中拆下校验没有装上而表的手阀却开着， 油喷向炉壁。 操作人员正在炉前调火 嘴，见此情形奋不顾身抢关阀门， 不幸被火烧伤。 事故发生后装置被迫停工抢修 A103（T103 顶空冷器）。此次事故的起因是仪表维修工在冬季停工防冻防凝时将 D106 压控表表头丝堵拆了，但 开工中忘了恢复使该表失去作用。 虽然仪表工应对事故负责， 当然车间自已也有不可推卸的 责任， T103 底温已升到 350，反应已有生成物，但 T103顶温仍停留在 20左

28、右，没有任 何馏出物，另外 Pll2 （下一分馏塔塔底泵）出现抽空现象，可肯定T103 过来的油不是轻就是带水，没有人去认真分析，光顾在现场忙。这次事故是惨痛的，特别是造成人员受伤，作 为开工指挥者明显产生麻痹， 作为岗位人员有失职行为， 这是几年来车间所出现的最严重事 故之一，从技术与管理角度还应吸取以下教训。（1）、压力表的管理应进一步加强，要严格定位定表定人。（2）、所有的空冷风机一旦反应进油就要全开以防万一。（ 3）、开工中不要盲目相信仪表，必须反复确认。（ 4）、当开工中出现异常现象时不可轻易放过， 一定要追究清楚， 必要情况下可暂缓开 工进程。校表过程发生窜压1997 年 9 月，

29、一套加氢精制开工过程中，减压阀失灵，仪表工校验控制阀时，操作人 员仅把付线打开，却没有关闭截止阀，导致窜压发生，低分安全阀起跳，由于处理及时，未 酿成较大影响。经验教训：操作人员和仪表维修人员一定要加强协调，密切配合，尤其是校表过程中， 必须严密监视，防止发生事故。D102安全阀隔断阀没开1986年 9 月 23日 D102（高压分离罐） 压力升到达 16.0MPa正准备作紧急泄压试验。 试 验人员在 D102 顶偶然发现 D102安全阀前隔断阀是关闭的。分析： 安全阀是各类容器的生命线， 能防止超压与爆炸事故发生， 因此要求安全阀前后 隔断必须是全开的， 否则会造成安全阀不起作用， 结果将是

30、非常危险的。 压力容器在启用时 必须仔细检查，对容器上的附件必须确认合格，有关阀门开关确认无误。脱硫系统超压1990 年 11月 10日上午调整脱乙烷塔操作， 由于升温速度较快 10时左右塔底重沸器 Ell2 头盖法兰突然泄漏，情况危急当班人员立即甩开T102（脱乙烷塔）向脱硫排液态烃，同时泵 P106（T102 进料泵，此泵另一出口去脱硫部分）也向脱硫进料，造成T151（液化气脱硫塔）压力超高 D154（液化气沉降分液器）法兰嗤开，液态烃大量喷出，操作人员不顾个人 危险，冲人液态烃气雾中打开 T151 旁路，将液态烃切出脱硫。分析：由于 T102 多次开停， 使 E112头盖法兰螺栓松驰，

31、在温度变化激烈情况下发生泄 漏，当班处理过程中过于急躁， 险些又出现另一起事情。 事故处理一定要冷静，要考虑上下 游岗位，要照顾左右关系，能做到这一点是很不容易的， 但又必须做到这一点，否则一起事 情没处理好，接二连三又出现问题。凭借对现场情况的熟悉，在极其危险和困难的情况下， 冷静地进行处理使事故转危为安，这种勇敢负责的精神值得学习。E-1/2 壳程防冲板安反开焊后堵塞出口事故1996 年在开工过程中，发现系统压降逐步增大，由正常的l.2MPa ，升至 1.5 1.8MPa，且在这个范围内波动。通过检查，反应器压降正常，加热炉压降正常，最终确定在 E-1/2 壳程出入口压降增大。 通过查阅图

32、纸， 发现 E-1/2 壳程防冲板安置在出口， 而正常应在入口。 经停车拆开发现， 出口防冲板已开焊， 防冲板距出口法兰仅有几厘米的距离， 正是压降增大 的原因所在。在除去防冲板开工后，压降恢复正常。经验教训，在开工前审图过程中，如果 过分信任或依赖设计单位，而缺乏严谨、 细致检查， 则有可能出现始料不及的、严重而低级 的错误。反应器 R102 温升过快时间： 1990 年 2 月 1 日零点班。经过：当班在硫化后的新催化剂用VGO（减压蜡油）切换出低氮油后，控制VGO流量为49.8t/h ，循环油流量为 30t/h 一段时间内打印记录为：R101 入口R101总R102A入R102总时间温度

33、温度温度温度0：00319.618.3325.6-10.9102：00324.224.6337.5-3.34：00344.944.6363.311.5至 4 时，供氢量严重不足。按 498t/h 的 VGO的加工量计算，新氢的供应量（标）最少应为 15000m3/h ，可实际上只有 11492m3/h ，高分压力下降到 13.1MPa，反应炉循环氢呈下降 趋势， F101为 3700m3/h ，F102为 69896m3/h 。由于催化剂处于硫化后换油结束阶段，残存的 低氮油较多，很易裂解以致在 2时至 4 时这两个小时内， R101（精制反应器） 入口温升速度 为 103/h ，大大高于现场

34、方案小于 6 /h 的规定，由于供氢不足，到 4 时 40 分时，各反 应器床层温度迅猛上升，各床层的温度（）记录为：一床入口一床出口二床入口二床出口R101348352352360R102A368358370368R102B378378398379其中， R101冷氢量为 9300m3/h ，R102冷氢量 60000m3/h 。在这种情况下， 不得不采取紧 急停炉并将处理量由 49.8t/h 降至 40t/h 的措施以控制住温度。经验教训：（1）应严格按方案执行。（2）协调指挥不力，没有及时联系制氢配合开工，供氢不足又盲目地升温。第 1 分馏塔液面超高（即：产品分馏塔）时间： 1990 年

35、 2月 27 日四点班。经过：当日白班 12 时该塔进料自 90t/h 交班时提量到 98t/h ，这段时间内由于转化率 不高， 9时和 13时柴油的终馏点都高于 350，而交班前， T103（产品分馏塔）液面实际上 已漫顶了（仪表指示在 90就不动了） 。四点班继续提量， 18时已达 100t/h 。从 16时到 18 时这段时间里，第一分馏塔各侧线的抽出量又趋下降，轻石脑油由 17.5t/h 降至 13.7t/h ， 重石脑油由 15.1t/h 降至 13.7t/h ，航煤由 37.2t/h 降至 29.5t/h 。按当时的物料平衡，该 塔在 12 时至 18 时之间已存油 94899kg

36、 。17 时航煤的 98馏出温度高于 350，说明在这时 该塔油已漫至抽出口，只是分析站不及时报送结果，至 21 时 30 分才报结果，而不被注意。 后经调整，操作正常，但中间罐航煤约 600 吨已受污染。经验教训：（1）提量时对产品收率和物料平衡计算不准。（2）交接班不清。（3）没有严格执行质量负责制，当分析不合格时，应及时通知生产调度。11未用蒸汽吹扫炉膛，造成炉膛爆炸 在一次加热炉点火过程中， 操作人员未按， 先用蒸汽吹扫炉膛， 再进行可燃性气体分析 要求去做， 而是直接点火， 结果造成炉膛爆炸， 这是一起严重的违章操作， 望大家引以为诫。脱硫岗位液态烃抽提塔 T151（即液化气脱硫塔）

37、超压1986年 8 月 17日，脱硫单元液态烃抽提塔 T151 进行氮密，充氮时将安全阀前阀关闭， 充氮流程是将 2.5MPa 氮气线接到脱丁烷塔再进入抽提塔。当时方案将脱丁烷塔充压到 2.5MPa 后再向 T151 充氮，但操作人员没将 T151 进料阀关闭，仅在脱丁烷塔底观察压力。 当脱丁烷塔充压到 2.5MPa时，T151达 2.3 2.4MPa，事后检查 T151有两个垫片被撕开， 被 迫重新换垫。分析：这是一起严重的设备超压事故。 发生的原因是对流程检查不细， 该关的阀门没关。 生产中相当多的事故出自流程搞错，阀门开错。D102（高压分离罐）液面超高1986年 9月 30日 10：4

38、0时反应开始进油，但到 13：05 时仍没见高分玻璃板液面计出 现液位，但此时 LIC-103 液位控制调节器指示全满， LI-104 液位指示 86 ，引起车间干部 的怀疑，赶到现场转动液面计角阀， 玻璃液面计内充满液体， 方知高分液位确实已满， 立即 向低分放油将液面撤下来。分析： 这是一起恶性未遂事故。 当时高分液面 LS/LAILH-01 联锁旁路断开， 高分液面一 旦满到进料口，使会发生 C101 带油毁机事故，玻璃液面计所以不见液面，是因为液面计开 导淋放空后，角阀内密封弹子将角阀堵住，因而不能显示液面。每次液面放空后， 必须将导 淋阀关闭再将角阀关闭后再缓慢地全开，液位计才能正常

39、投用。炉 F104（产品分馏塔底加热炉）超温年 2 月 13 日装置开工分馏系统热循环脱水， T103（产品分馏塔）底温升到 270 时， P108A泵（分馏塔底泵）发生抽空，启动 P108B也抽空，两台塔底泵同时运转情况下， F104进料在 60 150 吨/时之间波动。当班人员分析是 T103底温低造成泵抽空于是强行升 温，但抽空现象更进一步恶化使炉出口温度最高达480，事后查明 P108A/B 泵抽空原因是由于铁锈将入口过滤堵塞。分析： 这是一起违章操作。 当炉进料量低应排除故障，当炉进料正常之后方可升温，强 行升温短时间也会造成炉管结焦， 一旦炉管结焦势必造成停工。 处理炉管结焦非常困

40、难， 碳 钢炉管烧焦把握不大，易损坏炉管。脱丁烷塔 T101 严重超压12年 2 月 4 日第六周期进油开工， 进油前由于精制反应器 R101 撇顶更换了部分催化 剂，当时采取注硫硫化措施对新催化剂进行简单硫化， 9 时 07 分反应进油时循环氢中的硫 化氢含量为 3600ppm。12 时左右首先在 Rll2B 裂化反应器第二床层出现温升， 很快上到 390 左右， 当时进料量仅有 40吨，恰巧厂瓦斯管网波动压力降低影响制氢， 供氢量由 1400Nm3/h 降到 8000 9000Nm3/h 。过度的反应和供氢的减少使反应系统压力迅速下降，仅20 分钟从16.OMPa降低到 7.OMPa。而反

41、应床层继续超温最高点高达414.8 。 12时 30 分被迫切断进料，反应压力已降低到 5.3MPa。由于反应温度高致使反应深度过大， 这部分含低分子烃类过多的反应流出油进入分馏系 统立即引起大乱， T101、T102 和 T103、脱丁烷塔、 脱乙烷塔和产品分馏相继冲塔， 其中 T101 最为严重。由于 T101 进料气体烃组分太多，当时 D104 脱丁烷塔回流罐压控线全开。 F103 脱丁烷塔加热炉熄火也无法制止这一冲塔现象，结果造成T101系统超压时间长达 30 分钟。最高压力达到了 2.35MPa，此压力已经远远超过 T101 的设计值 1.80MPa。事后查明造成超压 除了上述原因之

42、外更可怕的是 T101安全阀的前隔断阀仅仅开了 4 扣，其中有 2 扣还是空的， 从而限制了安全阀的泄压能力。分析： 这是一起非常严重的未遂操作事故， 其原因几乎全部是人为造成的， 以下教训应 牢牢记取。（ 1）、进油前注硫量大，据记录循环氢中的硫化氢含量最高达到了0.7 ，进油时为0.36 。在这种情况下， 催化剂的活性高而且不稳定， 当蜡油到达反应温度时突然出现反应 并且迅速发展， 床层温度难以控制出现超温。 所以进料前注硫是不妥当的， 给升温操作带来 很大困难，使反应条件变的难以捉摸。（ 2）、进油前应联系制氢装置将供氢量提到18000Nm3/h 以上，以便催化剂床层出现温升有足够的氢气

43、维持反应系统的压力和循环氢流率， 能够控制反应正常进行， 即使反应床层 出现异常现象也能有足够的氢气补充，进油前还应该将 C102 的返氢投用，防止进油后投用 造成波动。当制氢装置供氢不足不稳时，加氢应控制升温节奏或中断反应。（ 3）、当催化剂床层出现温升之后，反应岗位要控制住不要超过3，然后根据分馏岗位的要求缓慢提温，使两岗位的操作协调统一，使开工过程有良好的节奏。（ 4）、压力容器的安全泄压阀是关键的部件， 前后的隔断阀一定要全开， 这一点要牢记， 开工前的安全检查要将此列为必检项目。同时检查人员要签名备案。（ 5）、当催化剂床层的反应温度已无法控制时， 应果断地切断进料， 必要情况下还应

44、考 虑紧急放空。此次事故处理并不是如此，反应压力已经降低到 7.0MPa 还在维持进料，当决13 定切断进料时反应压力已降低到 5.3MPa，这样做的结果更加恶化了事故程度。余热锅炉汽包发生突沸现象1990 年 1 月 23 日第 13 周期开工， 14 时 28 分热中压锅炉投用过程中， 汽包压控手阀开 度较小汽包压力上升很快， 岗位人员去现场将手阀开大， 但控制室压控表给手动定放在全开 位置，立即造成蒸汽大量放空汽包产生突沸现象同时形成假液位， 汽包给水控制阀自动关闭， 汽干锅循环水泵抽空，情况非常危险，当即切断入炉烟气。分析： 这是锅炉操作最忌讳的事情。 压力突然降低产生的突沸现象， 一

45、方面形成假液位 造成给水中断， 一方面饱和水大量汽化， 双管齐下很快产生干锅事故， 一旦发生循环水泵干 锅抽空千万不能进水只能切断烟气。此次所幸虽然前边做的不对，后面处理还是正确的。高压换热器 E101、E103 管壳之间超压 第十六周期开工进入开机氢密阶段，高分压力已到3.OMPa，18：30 开 C101，19： 00开 C102，正在此时不知何人何时将炉 F101、E102 循环氢加热炉、原料油 / 反应产物换热器 进料控制阀关闭，反飞动线控制阀开度也很小很快C101 出口压力升到 10.OMPa，使 E101、E103 的管壳压差高达 7.OMPa。岗位人员应该时刻盯住仪表， 万一出事

46、追究责任， 仅靠不知道或不承认是解决不了问题 的。这起事故虽然没造成多少后果，但性质恶劣。D107 安全阀跳2 月 21 日 8：59 时开 P102B向反应进循环油， D107压力突然升到 0.8MPa 造成安全阀起 跳，同时 T106 因此波动， Pll2 抽空。原因是 Pll3 出口低流量线内有水或油轻，进入 D107 后汽化。正常情况在启动 Pll2 之前应先将 D107压力降低到 0.2MPa，派专人盯住 D107控制 表防止超压。但此次没有将压力预先降低，失去缓冲能力，没能避免超压故障。根本的解决 方法是在开工分馏循环脱水期间， 一定要用冲洗油将二台循环油泵 P102A/B 的出口

47、低流量线 中的水顶干净，否则在 D107 温度高的情况下突然进入大量的水，水汽化瞬间形成很高的压 力可能造成 D107 破裂或爆炸，产生难以想象的灾难性事故，类似的事故已经在炼油行业再 现过。水冷 A107 出口倒凝跑油装置第十八周期开工， 分馏于 10 月 11 日 10：00 时进油建立大循环 18：00 时开始退油，12 日 6：00 时氮气站反映酸性水区跑油，当班赶到发现水冷A107出口倒凝在跑柴油，当即关闭倒凝阀， A107 水箱已装满柴油，部分柴油溢出跑到排水明沟。跑油的原因是停工扫线 后，水冷 A107 出口接界区外未转化油线的阀门没关，退油时油从此处倒回水冷A107，从开14着

48、的倒凝阀跑油。此次事故的发生很不应该， 进油中对流程检查不细， 进油之后又没有跟踪检查， 没有遵 守人随油走的原则。 在长达 12 小时的时间里， 分馏循环中几次塔的液面下降四次进行补油， 冷油运中从来也没发生过这样的事， 而当班却不做分析不做检查， 如此麻痹大意真太可怕了。 T101 严重带水10 月 18 日 15 ：30 时塔 T101（脱丁烷塔） 进料严重带水， 塔顶温度高达 165，泵 P105 与 P106（回流泵与脱乙烷塔进料泵）超负荷电机频繁跳闸，甚至T103（产品分馏塔）也出现带水， 一时造成操作混乱到 17：00 时方处理正常。 带水的原因是高分 D102 的切水控制阀 堵

49、，当班因临近下班盯表不紧，造成水界位过高随油进入分馏。带水在分馏正常生产中是非常危险的， 轻者如上述， 重者造成塔超压塔板被冲翻， 类似 事故在炼油行业并不鲜见。T106（分馏塔）冲塔1987 年 2 月 15 日 16：00 时， Pll3 （回流泵）出现抽空现象， T106 顶温升到 80，真 空度开始下降。当班操作员没有及时处理，造成真空度被破坏，塔顶温升到230， T106发生冲塔。 22：00 时将冲洗油用胶带接到 Pll3 入口向塔顶打回流将塔顶控制住， 6 小时后 T106 方恢复正常。分析： 当岗位出现波动岗位人员应立即向班长和值班干部汇报， 并立即着手处理， 否则 一个小波动

50、也许会扩大为事故，这并不单纯是技术问题，此次故障就是处理迟缓引起的。在引 3.5MPa 蒸汽，用倒淋排凝，出现倒淋管线甩鞭子的现象1994 年，柴油精制装置开工引 3.5MPa 蒸汽，在管带末端有一个倒淋，排凝线由5 米管带直通地面，且无任何加固措施。在3.5MPa 蒸汽界区间打开的同时，用此倒淋排凝，刚打开倒淋时， 排出物为冷凝水， 见水后人刚离开， 倒淋线伴着中压蒸汽排出时发出尖锐的鸣叫 声，开始在 5 米范围内大幅度甩动， 幸亏操作人员及时离开， 否则后果不堪设想。 经验教训， 由于缺乏经验，特别是危险部位考虑不周，在细小问题也会犯致命的错误。忘拆一块盲板两人致残一九六七年五月五日，压缩

51、车间检修后开工，启动2# 压缩机进行氮气循环。由于吹扫罐的盲板没有拆除， 当班操作工也没发现。开工后氮气输入不进去，压力迅速上升，当压力 升至 7 兆帕时，位于压缩机厂房楼下的低压吹扫罐爆炸。 站在楼上的 3 名检修工人同时被崩 起来两米多高。 3 人受伤，其中两人致残，设备也遭到严重破坏，修复两个多月，造成很大 经济损失。15事故教训：装置检修要设有“盲板司令” ，并画出盲板流程图。检修后开车前，要有领 导有组织的检查验收，且不可盲动。原料带水事故1999 年，柴油精制装置原料突然带水，加热炉、反应器温度骤降，系统压力升高。操 作人员立即采取了紧急泄压， 加热炉熄火， 降量至最低流量的措施， 联系调度立即切换原料， 并立即组织人员脱水， 由于装置内只有原料缓冲罐， 无脱水沉降罐， 因而原料缓冲罐无法脱 出明水（为乳化物） ，因此在高分、低分处大量脱水，由于脱水量较大，塔进料量较小，在 塔液面下降的情况下，分馏按停工处理。 在原料更换，脱水完毕后，采样观察原料中几乎不 含明水，则按正常开工步骤开工。本次事故的经验教训在于：