某制氢装置历史上发生的主要事故、处理方法及经验教训.doc

1、某制氢装置历史上发生的主要事故、处理方法及经验教训1氢气泄漏自燃（1）事故经过：1998 年 1 月 2 日 8：00 制氢装置因塔-302 吸收效果差，净化气中 CO2 超标，造成甲烷化反应器 R-306 飞温，600的工业氢使 E-308 浮头大盖处密封失效，氢气泄漏自燃，值班人员指示按紧急停车处理，并报火警。8：20 将火扑灭，13：00 生产恢复正常。（2）经验教训：如果发现 R-306 床层飞温，立即联系调度，降量生产。同时，向 C-301 打入新鲜碱液，并加适量的消泡剂。当 R-306 床层温度超过 425，切除甲烷化反应器，保温保压。稳定两塔操作，碱液浓度上来后，可视 R-306

2、 温升情况切入(或切出) 甲烷化反应器。发生火灾要及时切除周围可燃气，并用蒸汽保护灭火。2冰块砸断管线（1）事故经过：1998 年 1 月 21 日，C-302 顶二氧化碳放空线顶端冰块落下，将 C-303 吹汽线砸断，其余临近管线也部分受损。车间针对塔-302 集液器顶结冰这一隐患，采取在 CO2 放空线集夜器排液线加保温伴热，解决了问题。（2）经验教训：针对装置水线多的特点，做好防冻防凝工作，将高处排液引到地上加伴热，可以减少不必要的损失。3E-303 瓦斯加热器内漏（1）事故经过：1998 年 2 月 24 日，转化炉瓦斯带液明显增多，火咀爆燃严重，调节困难，判断为 E-303瓦斯加热器

3、内漏，将 E-303 切除，堵管处理，共堵管 12 根。（2）经验教训：乏汽线有可燃气，说明 E-303 内漏。E-303 管束是铸铁的，介质均为腐蚀介质，应更换为白钢管束。前后工序紧密配合，如转化炉火嘴带液多，则应考虑 E-303 内漏。4原料总硫超标（1）事故经过：1998 年 4 月 17 日，原料采样总硫为 2440PPm，原因为富气装置生产波动，容易造成 R-302 硫穿透，而影响转化催化剂，车间采取降量处理，总硫降至 20PPm 后，生产恢复正常。（2）经验教训：通知调度及富气装置，让富气装置调整操作，送合格原料与制氢。降量生产，加大配氢量。超温严重时，可请示调度切换丙烷做原料。增

4、加原料及脱后硫分析。5转化炉管漏（1）事故经过：1998 年 10 月 4 日，车间发现 44#管漏，7：30 做掐管准备，由于管内压力高，只好降量处理，且转化炉炉膛温度适当降低，8：30 处理完毕，各操作参数恢复正常。（2）经验教训：掐管时应降量，降低系统压力。严格控制好转化炉操作条件，确保各项指标在工艺卡范围内。与检修队伍密切配合，如若掐漏，开单炉时，按配汽配氢条件下处理，开双炉时，可改单炉进料，漏管炉按配汽配氢条件下处理。6E-304 内漏（1）事故经过：1999 年 1 月 12 日，用火过程中发现蒸汽内串入可燃气，经查找，判断是 E-304 内漏，车间决定停车处理，转化出口放空，关闭

5、 E-309 汽包液控，引重整氢配氢，维持转化低负荷运行，P-307 上水供应 E-304 试漏，发现漏管 63 根，堵管后恢复生产，E-304 在大修时更换。（2）经验教训：定期检查 E-309 小汽包蒸汽中是否含有可燃气体，做为判定 E-304 内漏依据。更换 E-304 铸铁管束为白钢管束。处理方案准确，可以减少不必要的损失。正常生产中若出现低变入口温度低，压力下降要加强对 E-304 检查。7原料烯烃含量超高（1）事故经过：1999 年 2 月 2 日，由于富气装置生产波动，引起烯烃含量超高，导致 R-301 超温，脱硫岗位降低 F-301 炉膛温度，一小时后，生产恢复正常。（2）经验

6、教训：勤保持与调度、富气装置联系，富气装置及时调整操作。发现 R-301 床层温度高，联系调度，降量生产，降低 F-301 出口温度。增加原料分析频次至原料合格时止。增加配氢量，使烯烃饱和。原料烯烃超标要及时切换原料(丙烷) 。8转化炉火咀爆燃（1）事故经过：1999 年 5 月 28 日，由于加氢装置尾氢并入瓦斯管网，造成转化炉火咀爆燃，汇报调度后，切除加氢装置尾氢，生产恢复正常。（2）经验教训：加强巡检，发现问题及时处理。当转化炉火嘴有爆燃声时，要及时通知调度和加氢装置。增加一条重催瓦斯线，为我装置专供。9C-301 液位一次表结晶（1）事故经过：2000 年 11 月 7 日，由于 C-

7、301 液位一次表结晶，引起假指示，导致液控阀误动作，双塔液位波动，班组改 C-301 液控副线控制，仪表处理好后，投入生产。（2）经验教训：加强巡检，对照好一、二次表和现场玻璃板，发现问题，及时处理。两塔伴热线经常检查，保证畅通好用。结晶易造成高压串低压，两塔溶液跑损，甚至造成装置停车。10软化水供应不足（1）事故经过：2001 年 2 月 6 日，由于电站软化水供应不足，D-325 控制 4 米水位，维持生产。（2）经验教训：软化水供应不足，加强对汽包、各运转机泵温度检查，防止汽包干锅、泵超温。适当降量生产。加强巡检，保证 D-325 高液位。11F-302/1 配汽阀反馈杆折断、催化剂结

8、碳（1）事故经过：2002 年 9 月 6 日，13：00 因 F-302/1 配汽阀反馈杆折断，造成配汽中断 8 分钟，开配汽副线阀处理后，发现 F-302/1 压差增大，判断催化剂结碳，22：00 停进料，用蒸汽消碳，但效果不明显，9 月 8 日换剂。（2）经验教训：配汽阀付线要有 34/余量。加强监盘，对重点部位、重要参数监控要及时准确。注意观察 F-302 进炉和出炉压差。12装置停电 （1）事故经过：1998 年 7 月 2 日 21：00 因总厂电缆故障，装置停电，被迫临时停车。脱硫岗位压缩机改循环，关 R-303 出口阀，转化岗位闷炉处理，降低配气量及炉膛温度，切除低变反应器，司

9、水岗位保持 D-304 液位，净化岗位切除双塔、 R-306，关送氢线、关 C-304 放空阀。低变切除。7 月 3 日 4：45 分供电恢复，系统转入正常。（2）经验教训：保温保压保催化剂。发生停电事故，要及时到现场参照现场实际液位、压力等搞好平稳操作。对重点部位，重要参数要及时巡检、监控，防止事故发生。停电后要及时关闭氢气出装置阀，配重整氢，系统保压。关 D-302 压控阀，严防系统介质倒串。13压缩机突停（1）事故经过：1998 年 9 月 2 日 4：10 分，K-301/2 因仪表故障，突然停运，K-301/1 启动不起来，转化 3米点及出口温度上升。车间引入丙烷，降低配气量，引入重

10、整氢提高 F-301 出口温度，保持 R-301 床层温度、转化管温度、D-304 液位、R-305 床层温度，维持正常生产。8：00，K-301/1 处理好，投入生产，引入焦干，切除丙烷，调整 F-301 温度，转入正常生产。（2）经验教训：在 K-301/1、2 启动不起来时，要及时联系调度，引入丙烷。通知仪表、电气解决 K-301 存在问题。对重要参数、重点部位的监控、巡检要及时准确，防止事故发生。切换备用丙烷，要及时关闭 D-302 压控前后阀，防止丙烷倒窜。14转化催化剂硫中毒（1）事故经过：2000 年 4 月 15 日，因原料总硫高，转化催化剂发现中毒现象，转出甲烷上升，并有部分

11、结碳。脱硫将 R-302 带入系统，提配氢、配气量，提高转化入口、床层、出口温度，降低进料量，产氢保持 8500 标立/小时，运转至 18 日，转出甲烷由 7.8%降至 2.9%，生产转入正常。（2）经验教训：转出甲烷超标，适当提高转出温度。如提温后转出甲烷仍居高不下，应及时查找原因。加强分析，原料不好及时降量处理。原料不合格，要及时更换原料。15仪表盘停电（1）事故经过：2002 年 4 月 16 日 8：00，因晃电引起仪表盘停电，造成 P-303、P-304、P-311、K-301、K302、F-302/1 风机停运，从而焦干和配氢相继中断，双炉汽包液位回零。班组将配气改至 3.5MPa

12、 蒸汽。8：15 分压缩机 K-301、K-302 相继恢复运转，转化炉恢复生产，产氢外送加氢装置。由于 P-303 停运，导致去 D-320 软化水温度高， P-304 入口处水汽化，引起不上量，车间从 D-320 事故放水阀处直排软化水，降低 D-320 软化水温度。9：00，D-320 温度正常，P-304 正常运转，配汽改为自产蒸汽，恢复正常生产。（2）经验教训：来电后，迅速恢复 P-303 及 P-311 运行，向 D-320 及机泵、压缩机供水，然后再恢复其它机、泵的运行。如 P-308 入口温度高可适量从倒淋排气，P-308 入口端可接胶带用新水冷却。关 D-320 压控阀后阀，严防系统介质倒串。如电气、仪表等存在问题，应及时联系处理。