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1、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
2、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
3、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
4、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
5、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
6、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
7、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
8、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，
9、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
10、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
11、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，
12、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
13、，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，
14、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
15、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
