广西石化催化9次停车总结.doc

8月31日反应温度低低自保动作停车事故经过：2010年8月31日晚0:40，反应压力不明原因持续上升，反应温度急剧下降，0:42分，反应温度降至485，反应温度低低自保动作，反应停车。事故原因：汽油精制装置至催化分馏塔顶油气分离器有一条DN100跨线，8月31日，正是汽油精制开工初期，有大量氢气需要外排，0:40分，汽油精制向催化外排含有大量氢气的尾气，导致气压机入口气体组分变轻，导致气压机运行工况变差，反应压力急剧上升。反再操作工都不明白什么原因导致反应压力快速上升，以为是气压机自身问题，立刻派外操去检查气压机运转情况，刚到现场催化反应已经切断进料。因为是刚刚开工，分流塔顶油气分离器压控PIC-3002还处于手动位置，当沉降器压力上升时，不能自动打开放火炬阀。经验教训： 员工对交叉送料的互相影响认识不足，装置组已经加强培训。同时，将聚丙烯、常减压尾气至催化分流塔顶油气分离器跨线手阀关闭，防止同样的事故再次发生。 沟通不足，装置组已经要求各装置在向催化送入尾气之前，上报尾气性质、组成以及尾气量，防止尾气组成大幅度变化引起气压机停车。 分馏塔顶压力控制器PIC-3002设为自动，并分程控制DN300、DN600放火炬阀。9月3备用主风机组安全运行催化反应停车事故经过：2010年9月3日早晨7：50，烟机旁路大小蝶阀在2s内突然打开，再生器压力急剧下降，7：50再生滑阀压降低低连锁动作，反应停车。事故原因：催化主风控制系统MCS中规定，如果烟机入口蝶阀开度小于2%，系统认为烟机入口蝶阀已经关死，为了防止再生器压力过高发生危险，MCS系统会计算烟机旁路蝶阀开度并迅速打开到计算开度。事发当天，由于烟机入口蝶阀阀位回讯波动到2%之内，引发连锁。经验教训： 联系MCS厂家完善控制方案，在此条件下增设旁路按钮，如果主风机不开，则旁路此项。 有机会联系厂家校正烟机旁路蝶阀阀位回讯，防止大幅度波动。9月17日变压器故障主风机组停车事故经过：2010年9月17日13：55，主风机组安全运行，接着停车。催化裂化装置主风流量低低连锁动作，装置停车。事故原因：主风机电机变压器故障导致主风机电机停车，由于烟机负荷过小，不能单独拖动主风机，主风机组停车。经验教训： 保运单位要切实做好设备保运工作。 装置组要加强事故演练。9月22日主风机组喘振催化装置停车事故经过：2010年9月22日下午14：03，主风机出口压力达到0.32Mpa，为了防止主风机喘振，防喘振阀全开，主风流量低低连锁动作，催化装置停车。事故原因：主风机组工作点太接近防喘振线，操作弹性小。催化主风机自并入再生器以来，工作点非常接近防喘振线，在静叶开度为53防喘振阀开至47%时，工作点恰好处于防喘振线的拐角处且紧靠防喘振线，操作范围很小，此时沉降器压力发生波动，为了保证两器压差恒定，再生器压力上升。当主风机出口压力达到0.32Mpa时，防喘振阀迅速打开，导致催化停车。 主风管线压降大经验教训： 联系主风机厂家、MCS厂家，提高主风机防喘振线，增大主风机操作弹性。 通过MCS集成商设置全新的主风机防喘振线，保证主风机防喘振阀缓慢调节而非快速打开。 工艺通过调节一再辅助燃烧室入口挡板开度，调整一、二再主风配比，加大一再主风量，降低主风管路压降；同时降低沉降器以及两器压差，降低主风机出口压力。催化10月7日仪表误动作停车事故分析事故经过：2010年10月07日上午11:09分，催化反应进料十四路喷嘴手操器突然回零，反应进料切断，反应进料低低自保连锁动作，反应紧急停车。反应内操迅速恢复自保，恢复两器催化剂循环，11:15反应温度达到530，反应喷油。事故原因： 装置组在开工初期，发现许多DCS需要完善的内容，装置工程师积极主动协调UOP、LPEC、机电仪、东北公司等相关人员进行协调解决。其中SIS中任何改动和DCS中装置工艺工程师认为关键的改动，都征求相关单位的意见，然后联系东北保运人员办理作业票进行更改。 操作工在几次开工过程中发现，分别调整十四路进料喷嘴手操器，非常不便于操作，建议装置工艺工程师增设类似UOP原料喷嘴一、二次雾化蒸汽控制器。（即原料每路喷嘴手操器投入“自动”，可以通过一个手操器一次性赋值；如果单个手操器投入“手动”，此手操器不受总赋值控制器的影响，可以手动单独调节。此控制方案LPEC仪表和工艺设计人员同意增设，并征求UOP的意见,UOP认为可以增设。10月7日装置工艺工程师又问UOP为什么蒸汽有手操器而原料没有，UOP依然同意增设原料手操器并愿意提供详细的解决方案）。装置工艺工程师为了完善此控制，便于操作工开工使用，联系东北保运进行更改。 东北公司DCS班人员很好地对装置组日常工作进行配合，孙亮本人工作也非常认真负责。但是，对横河系统的细节还是不太理解。装置工艺工程师当时也意识到可能会对手操器产生影响，特意叮嘱东北保运仪表人员，只做程序，不能进行调试，待以后有机会时可以赋值调试，并将原料十四路喷嘴手操器设在“手动”状态。仪表人员做完之后，没有给增设的手操器赋值，认为是保持当前值就进行保存，认为不会对原料手操器有影响。经验教训： 装置工艺工程师对UOP该设计理念认识不足，LPEC也只是简单判断便同意装置工艺工程师意见，以后如果再要更改UOP设计，装置组一定会以书面形式向技术部申请，在经得UOP书面认同之后，再做决策。 装置工艺工程师在没有征求仪表工程师建议的前提下，增设控制方案，程序不合理。以后装置工艺工程师在涉及到仪表等专业的操作和更改时，一定先通知专业人员认真仔细分析这些改变带来的影响，避免再犯类似错误。 以后装置如果需要对关键设备、机泵、仪表进行操作或者维护，或者设计安全等隐患的操作，都会通知相关专业人员到场，办理相关手续。催化10月7日大油气管线法兰泄漏事故分析事故经过：2010年10月07日上午11:20，外操突然发现分馏塔前大盲板法兰处大量冒黑烟，立即通知内操，班长通知调度并报火警。反应切断进料，增大各路蒸汽量保证泄漏法兰处蒸汽保护，一、二再喷燃烧油维持床温，催化剂单容器流化；分馏加大外甩量。11:30明火扑灭。设备组织中油七建进行热紧法兰。下午6:00，法兰热紧结束，泄漏消除。装置组重新开工。7:22喷油，8:30，反再、热工、产品岗位操作调整正常。事故原因： 分馏塔前大盲板法兰处设有保温，即便是有渗漏，操作工巡检不能发现。存在一定的安全隐患。 开工中，反应温度由506升温至530。法兰有一定的温度变化。经验教训： 机电仪中心针对有安全隐患的法兰，就保温和检查综合考虑做详细计划。 由机电仪中心牵头，对装置组重油、反应器等关键部位法兰就行热紧。 装置组要求对关键易泄漏部位增加巡检频次。催化10月15日原料流量低低停车事故分析事故经过：2010年10月15日凌晨1:57分，催化反应进料流量低低自保连锁动作，催化切断进料，紧急停工。事故原因： 原料进料流量低低FSLL-2007ABC引压管很长，从管廊到地面大约有5米，引压为双引压管，接3块压力表。引压管采用电伴热，事发当天，电伴热温度并不是很高，仅有一点温暖的感觉。 停车当天，天气温度较低并有大雨，雨水从保温层直接进入引压管，降低伴热温度。导致引压管堵住，发生连锁。（10月26日凌晨天气变化，引压管再次堵塞） 职责不明确也是造成这次停车的主要原因，电伴热管理归属机电仪中心电力部门，仪表引压部分属于机电仪东北保运部分，而使用归催化装置组工艺部分。自装置开车以来，没有人巡检伴热，导致伴热堵住引起连锁。除此之外，还有几块重油压力表多次发生堵管现象。 UOP工艺包中，所有重油管线引压点为短引压并设置伴热，不打隔离液，LPEC更改UOP方案为国内通用重油引压方案。经验教训： 装置在开工后已经通知东北保运每周四为安全活动日，要求对关键重油表加注隔离液。 加强对关键部位伴热的检查，包括仪表伴热。 装置组要加强关键部位的管理，对关键部位可能发生的事故进行评估并编制方案。催化10月23日主风机组静叶自动关闭事故分析事故经过：2010年10月23日下午19:41，催化裂化装置主风机静叶由49.5自动缓慢关闭，六分钟内关闭到23，主风机组安全运行，催化裂化装置停车。事故原因： 针对静叶调节系统出现的问题，先后调出静叶调节系统参数进行分析并先后咨询陕鼓和电液伺服阀供货单位认为是油系统可能存在污染物堵塞伺服阀芯，造成伺服卡涩，造成静叶关闭，由于伺服阀输出信号没有变化，伺服阀芯在油压持续冲刷下，伺服阀芯污染物被冲刷掉后，阀芯不卡涩了，动作灵活时又回到原给定输出值的位置。电仪组织相关单位分析静叶关闭原因时，大家都认可伺服阀芯卡涩是由于油系统污染物造成的，因为静叶关闭时呈线性比例关闭的，当阀芯污染物被冲刷掉后，静叶调节系统又动作灵活、可靠，说明电液伺服芯及组件是没有问题。经验教训： 此类问题在国内多家催化裂化装置主风机组静叶调节电液体行机构中发生，也没有什么好的方法避免类似问题的发生。因为机组运行期间，动力油中可能会生成污垢或者其它沉积物，导致伺服阀故障。 装置组要加强关键部位的管理，对关键部位可能发生的事故进行评估并编制方案。催化10月26日催化待生滑阀关闭事故分析事故经过：2010年10月23日早晨6:58分，催化裂化装置待生滑阀压差发生波动，导致待生滑阀开度低低连锁停车。事故原因： 装置组、机电仪认真分析原因，认为待生滑阀本身和仪表并没有问题。造成压力大幅度波动原因为催化剂流化存在问