渣油加氢处理装置事故汇编

1、渣油加氢处理装置事故汇编一、某石化渣油加氢装置“ 4.19 ”火灾事故事故发生的时间：2003年4月19日12时00分事故发生的地点：某车间渣油加氢装置分馏炉F201事故发生的经过：4月19日12时，某石化分公司某车间渣油加氢装置操作工发现 分馏炉F201烟囱有大量黄烟冒出，判断为炉管泄漏，随即进行紧急 停工。处理过程中，炉膛对流室有大量浓烟冒出，渣油从炉膛流到地 面并着火。经车间干部职工及公司消防人员的共同奋力扑救，12 : 30， 火势得到控制，13 : 20将火扑灭。15 : 17时，炉F201发生复燃，16 : 00将火扑灭，在第二次着火过程中清扫现场的2名临时工被烧伤， 其中1人重伤

2、，1人轻伤。事故原因分析： 经调查事故发生前分馏炉F201炉管内的介质及相关操作参数列表如下：介质F201压力(MPa)F201出口温度C )F201炉膛温度(C )工艺指标操作参数工艺指标操作参数工艺指标操作参数渣油0.07 0.090.08330 385384.1> 850565从上表可以看出，在事故发生前，分馏炉F201各个操作参数正常 平稳，符合工艺控制指标。事故发生后，经事故调查组的认真调查、 取证、分析，认为事故原因如下：温H2+H2S腐蚀造成，设计时炉管选材等级偏低，是造成F201首次着 火的直接原因。事故的管理上的原因是：1、设备管理工作粗放。装置在2001年大修期间对分

3、馏炉F201炉 管进行常规检查测厚时没有安排对炉子水平管进行测厚检查分析，未 能及时发现水平管已腐蚀减薄，这是引发首次事故的重要管理原因。2、原炼油厂机动处技术管理不到位，没有安排对分馏炉F201炉 管测厚方案审查，把关不严，是造成首次事故的一个管理原因。3、设备检测中心业务管理不到位，没有安排对分馏炉水平管作测 厚分析，是造成首次事故的又一个管理原因。4、分馏炉F201的A路进料副线阀内漏，是造成第二次复燃的直 接原因。5、现场指挥人员违章指挥。第一次火灾扑灭后，现场指挥人员安 全意识淡薄，急于抢修，在炉膛内温度较高，炉管内残余物料未进行 处理、分馏炉不具备交付检修、安全防范措施不落实的情况

4、下，违章 指挥，组织民工清理现场和抢修，是造成两名民工烧伤的一个管理原 因。应吸取的教训和采取的防范措施：1、加强管线、设备的腐蚀管理与检测。对分馏系统需升级材质 的管线增加测厚点数并定期检测，并对新增设的Cr5Mo跨线进行重点 腐蚀检测，防止此类事故的再次发生。在装置大修时增加测厚点数， 真正了解加热炉的腐蚀情况，并制订治理措施。2、加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危险 识别和防范能力，提高职工安全意识。3、及时修订和完善岗位操作规程，加强职工操作技能培训，并 认真组织职工进行反事故演练，提高职工应对突发事故的能力，确保 将事故消灭在初发状态中。二、某石化渣油加氢装置高压空

5、冷伤人事故事故发生的时间：2000年2月22日17:00时左右事故发生的地点：渣油加氢装置高压空冷AC101平台事故发生的经过：2000年2月22日中班，渣油三班当班。接班后不久，反应内操 发现第二列冷高分U -V102入口温度高，于是通知反应外操（女）去 调整在运的第二列冷高分U -AC101B风叶角度。由于该空冷风叶角度 调节器难动作，当班副班长主动与外操一起去调整空冷角度。副班长 用扳手慢慢用扳动风叶调节手轮，该名外操在侧边观看调整角度标 尺。17 : 00时，当角度标尺指示在“8”的位置时（角度标尺范围 为-21 2 ），扳手手柄突然打在副班长的下额上，下额的三颗门 牙被打掉。经医院诊

6、断为下额骨骨折。事故原因分析：1、由于是在运空冷，当用扳手调节其风叶调节器时，空冷产生 的风对调整的风叶产生强大的反作用力，这种反作用力沿着调节螺杆 传到调节手轮，然后作用于扳手上，形成切线离心力，扳手随着手轮 反向转动，产生的巨大的反向力使操作人员无法控制住扳手，就可能 伤到操作人员。因此该类空冷风叶调节器结构存在隐患，是造成这次 事故的直接原因。2、车间专业管理方面存在漏洞，该类空冷调节器一直难动作， 但专业管理人员没有及时整改，也没有及时制定相应的安全措施和具 体的操作方法。现场的安全监督管理不到位。3、职工对操作该类空冷可能产生的危害没有进行识别分析，对 可能产生的危害认识不足，HSE

7、的意识不够。应吸取的教训和采取的防范措施：1、事故发生后，车间组织全体职工学习讨论事故发生的原因、 后果。对操作该类空冷调节器可能产生的危害进行了全面的分析，提 高职工的安全意识，吸取教训，避免类似事故的发生，做到“三不伤 害”。2、车间加强专业管理。对特殊设施、装备的使用和操作应制定 相应的安全操作方法。车间要求在调节该类空冷风叶角度时，要把该 在运空冷器停下，风叶角度调节完毕后再启动该空冷。3、加强现场安全监督管理，在高压空冷AC101旁设立安全警示 牌：“严禁在动态下调节风叶角度”避免类似事故的发生。三、某石化渣油加氢装置蒸汽伤人事故事故发生的时间：2003年10月28日15:30时左右

8、事故发生的地点：渣油加氢装置原料油缓冲罐V103事故发生的经过：2003年10月28日15:30时左右，某 车间渣油加氢装置正处于停 工吹扫阶段。装置主管在现场检查系统管线吹扫情况时，发现原料油 缓冲罐V103低点放空线不畅通，只有少许水滴出，于是他就采用振 动和摇晃的方法进行疏通。突然，积聚在该管线内及罐底的冷凝水、 蒸汽及管线内的残油等混合物突然喷出，经地面反溅到主管身上及脸 上,经医院鉴定，主管身上被烫伤面积约16 %,属浅二度烫伤。 事故原因分析：原料油缓冲罐V103流程简图至P101、装置停工时，吹扫管线的方法还不够科学，不够完善。2、车间在停工吹扫过程中，工作危害分析不够全面，没有

9、分析 到疏通管线时可能发生的危害，工作危害分析不够全面3、公司安全部门现场安全监督不到位，没有指出吹扫过程中疏 通管线可能产生的危害，没有给车间配备必要的防护用品。4、当时人的安全意识不强，没有意识当管线被疏通后，管线内 的油、汽可能会喷出伤人，没有采取必要的防护手段和方法。 应吸取的教训和采取的防范措施：1、事故发生后，车间组织全体职工分析了事故发生的原因，对 吹扫过程中还存在的其他危害进行了较全面的分析。并要求在疏通管 线时必须佩带防护面具及其他防护用品。2、公司安全环保部给车间配备了 6套防护面罩，并加强现场的 安全监督管理。3、大修结束后，车间和公司有关部门对装置停工吹扫的方法进行了探

10、讨， 力求能更加科学，更加安全的对吹扫停工检修装置。4、车间组织相关专业人员到带压疏通管线技术较成熟的兄弟单位学习带压 疏通管线的先进方法，避免类似事故的发生。四、某石化渣油加氢装置循环氢压缩机封油小透平泵损坏事故 事故发生的时间：2002年1月26日9:00时左右事故发生的地点：渣油加氢装置循环氢压缩机封油小透平泵 事故发生的经过：2002年1月26日9时，为了检验机组大修质量，进行机组试运， 启动封油电泵约一分钟，电泵出现很大的刮磨声，出口压力波动大， 立即停泵。拆检发现泵体螺杆磨损，泵出口单向阀密封胶圈损坏，致 使封油透平泵在开泵时泵出口倒窜，透平泵反转磨损，致使透平泵损 坏。事故原因分

11、析：1、C102密封油站的流程设计不合理，泵的可操作性差。2、车间设备管理人员管理粗放，对封油透平泵在大修期间没有 安排对该泵单向阀进行拆检。3、车间与检修单位沟通不够，没有及时对故障判断并进行及时 处理。车间设备人员对机组及透平出现的现象没有作出及时的反应， 没有及时准确判断，错过了处理机会，导致事态扩大。应吸取的教训和采取的防范措施：1、C102密封油站的流程设计不合理，泵的可操作性差。车间请 设计委托进行改造。2、对C102密封油泵单泵运转的状况，车间制订特护措施及应急 方案，确保机组及装置安全运转。3、加强设备管理人员责任心的教育，加强专业知识的培训与学 习。4、对C102封油泵的操作

12、法不合理的地方，组织有关专家与车间 技术人员进行重新编写修改，并组织职工学习。五、某石化制氢装置“ 8.20 ”设备事故事故发生的时间：1999年8月20日2: 00时事故发生的地点：某车间制氢装置转化炉蒸汽过热段事故发生的经过：1999年8月8日17 : 18时，转化炉开始氮气循环烘炉点火升温， 经过11天的时间，先后完成了原料预热炉、转化炉烘炉及水汽系统 煮炉、热氮试运等过程，至19日，顺利完成烘炉煮炉程序，然后， 中压汽包按煮炉曲线进行要求由3.0MPa开始降压，8月20日2 : 00 时当汽包压力降至1.1MPa时，发现蒸汽过热段有大量蒸汽泄漏并伴 有碱液外流。经熄火降温后检查，发现如

13、下现象：1、弯头箱内大部分弯头和连接短管严重断裂，裂缝达100多 处，均为穿透性裂缝。断口多数为横向断口，外径无变化。2、裂缝多在焊缝附近，而弯头多在背弯位置。3、弯头箱内大部分直管和弯头表面粘满浓缩的煮炉碱液。4、中压汽包内旋风分离器的气罩有6个偏离，其中1个与主 体已分离。5、炉内翅片管未发现断裂现象。事故原因分析：1、转化炉蒸汽过热段炉管材质设计选用18-8型不锈钢。当温度 高于300 C时，18-8型不锈钢在浓度很低的碱液中，一天即会发生应 力腐蚀开裂。转化炉烘炉、煮炉的记录显示，过热蒸汽温度在200 C 以上的时间达78h ,其中超过300 C的时间达60 h ;而焊缝的热影响 区、

14、弯头背弯部位必然存在较高的残余应力，因此，这是一起碱应力 腐蚀开裂（也称碱脆开裂）的设备事故。2、制氢装置中控室DCS操作记录显示，汽包液位单参数自动调 节，液位记录和现场液位指示是平稳的。然而，现场检查中压汽包内 旋风分离器罩偏离甚至分离，炉水的碱煮下面沉积大量铁锈和油脂。 在此情况下，炉水表面的张力很小，极易起泡，DCS很难判断泡沫层， 因而仪表出现假液位。泡沫在旋风分离器性能下降甚至失效的情况 下，自然随蒸汽进入蒸汽过热段，是发生碱应力开裂（也称碱脆开裂） 的必要条件。应吸取的教训和采取的防范措施：1、高温烟气侧（蒸汽出口侧）4排炉管材质改为1Cr5Mo，配相应 的急弯弯管。低温烟气侧（

15、蒸汽进口侧）3排炉管改为20#裂化管， 配相应的急弯弯管。2、与集合管相连的短管取消，改为整根炉管，与集合管进行承插 焊。3、进出口集合管与工艺管线的连接仍为法兰连接，进口集合管材 质改为20#裂化管，配相应的法兰、垫片；出集合管材质改为1Cr5Mo， 配相应的法兰、垫片。4、进出口集合管封头底部安装排凝管及闸阀。5、将中压汽包内所有旋风分离器汽点焊固定。六、某石化制氢装置“10.19 ”设备事故事故发生的时间：1999年10月19日9: 00时事故发生的地点：某车间制氢装置转化炉下集合管外接管事故发生的经过：1999年10月15日制氢装置建立脱硫、转化、中变大循环，进行 首次开汽。10月19

16、日9: 00时转化炉达到配氢配汽条件，在进行配 氢配汽检查时，发现转化炉下集合管外接管泄漏，装置被迫停炉检查。 在324根外接管中，先后查出89根带穿透和未穿透裂纹的接管。 事故原因分析：1、制氢装置转化炉下集合管外接管在首次开汽过程中的泄漏，主 要是由于内壁焊接接头附近出现应力腐蚀，并形成穿透性的裂纹造成 的。2、设计选材不当。通过对裂纹多处断口的腐蚀产物进行分析，发 现cl -含量很高，而在高温热氮运行时，下集合管处320170 C，外 接管在200 C左右，使水蒸汽中含有溶解氧。而由于设计选用18-8 材质，供应材质不良（成份、性能多项指标不合格，残余应力过高， 实际的热处理状态不明），

17、加上焊后热处理造成18-8的敏化，使接管 内壁在高温、高含溶氧、高cl -浓度试车的条件下产生cl -应力腐蚀开 裂。同时，也使暴露在大气环境中数月的接管外壁出现晶间腐蚀裂纹。 这是产生本次事故的主要原因。3、焊接过程存在存在问题。镍基焊缝金属中出现热裂纹，且有夹 渣和气孔，这是焊接过程中形成的。应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查， 及时处理，避免同类型事故再次发生。2、通过失效分析，将324根不锈钢外接管全部更换为Cr5Mo钢 管。3、加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危险 识别和防范能力，提高职工安全意识。七、某石化制氢装置

18、“11.20 ”设备事故事故发生的时间：1999年11月20日0: 05时事故发生的地点：某车间制氢装置转化炉下支尾管 事故发生的经过：1999年11月17日8 : 00时制氢装置建立脱硫转化大循环，转化 炉、加热炉重新升温，装置重新开工，11月19日11 : 00时进行配 氢配汽，11月20日0 : 05时检查发现转化炉下支尾管与加强接头之 间连接处漏氢并着火，装置再次停炉检查。接头上侧有3根开裂（1 根裂于母材已穿透，2根裂于焊缝）；接头下侧有9根全部沿焊缝开 裂；3根有25伽的气孔。事故原因分析：1、转化炉下支尾管与加强接头之间连接处的泄漏有两种：一是在 熔合线以外下尾管母材上的穿透性开

19、裂；二是沿角焊缝上的开裂。2、母材上穿透性能裂纹是由多裂纹源共同作用，从内壁启裂，沿 周向呈锯状扩展。3、金相观察：母材上的裂纹，无论是穿透还是未穿透的微裂统计 均沿晶扩展。4、裂纹的断口表面凹凸不平并有台阶特征，属脆性断裂。电镜还 显示，在一些晶粒的晶面上，有明显的疲劳浑纹，局部存在二次裂纹。5、由于结构设计许用压力过高，变形补偿不足以及焊接质量等原 因导致试车过程中，在应力集中和附加弯曲应力高的焊接接头区域开 裂。应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查，及 时处理，避免同类型事故再次发生。2、改变尾管的形状，增加了三个180。转角，使下支尾管长

20、度由 1602伽增至5432伽，从而大大增加了变形补偿能力。3、与炉管的焊接由角焊缝改为对接焊缝，一方面增强了焊接接头 的强度，另一方面可对焊缝100%射线和渗透检查。同时，加强施焊 过程中的焊接工艺控制，确保焊接质量。4、增设下集合管外壁喷淋装置，用冷却水降低集合管外壁温度， 减小集合管的变形。八、某石化制氢装置“ 4.11 ”生产事故事故发生的时间：2000年4月11日2: 50时事故发生的地点：某车间制氢装置PSA事故发生的经过：2000年4月11日2 : 50时KS7704D弹出报警，经当班人员检查 为该程控阀卡在全开位置，操作人员及时切出PSA的D塔，但在切塔 过程，PSA程序乱，造

21、成PSA中工业氢回零以及脱附气全量进入转化 炉燃烧，于2 : 55时，外操发现转化炉底及炉顶已着火，为了保护转 化炉及炉管，当班人员请示值班及调度后，对装置进行紧急停工。 事故原因分析：1、造成程控阀门KS7704D卡在全开位置的主要原因是油路堵塞， 造成程控阀门无法正常开关。2、PSA程序仍有缺陷，当系统压力紊乱，不能及时选择切塔时机 切塔时，容易造成脱附气全量进炉，从而使得转化炉炉膛正压，这是 造成转化炉底及炉顶着火的主要原因，也是本次事故的起因。3、制氢装置处于开工初期，当班操作人员对PSA的操作仍至整个 装置的操作仍不熟悉，没有处理PSA事故的经验，是本次生产事故的 主要原因。应吸取的

22、教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，组织操作人员对此次事故 进行学习、分析，制订相应的处理预案。2、要求成都华西所优化PSA运行程序，并制订出详细的操作规 程。3、加强职工操作技能培训，并认真组织职工进行反事故演练， 提高职工应对突发事故的能力，确保将事故消灭在初发状态中。4、加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危险 识别和防范能力，提高职工安全意识。九、某石化制氢装置“ 5.28 ”生产事故事故发生的时间：2000年5月28日22:40时事故发生的地点：某车间制氢装置中压给水泵房事故发生的经过：2000年5月28日22:40 时，某车间制氢装置中压给水泵P2

23、003A 突然跳停，由于中压汽包V2015液位急剧下降，汽包液位从50%下降 到零液位只有5分钟，操作人员在判断出泵跳停后，立即联系电工并 派外操到现场检查，但是备泵无法启动。到22 : 44时中压汽包V2015 的液位已下降至-6.5%，已呈干锅状态，为防止事故的进一步扩大， 当班人员经请示调度同意，启动紧急停炉按钮，随后制氢装置按紧急 停工处理。事故原因分析：1、根据电工检查结果，P2003A突然跳停是因为P2003A现场电机 开关柱进水锈蚀造成线路短路。2、而另一台中压给水泵P2003B检修结束后，车间设备员安排制 氢四班副班长将P2003B送电，制氢四班副班长安排外操去送电，外 操由于

24、工作忙而没有及时送电，并交班说明，而制氢四班副班长没有 了解清楚，误将未送电的P2003B当作备用泵交班，使得P2003B不在 备用状态，造成P2003A突然跳停后，备泵P2003B无法及时启动，导 致中压汽包V2015的液位急降，这是引发事故发生的主要原因。 应吸取的教训和采取的防范措施：1、发生以上生产事故，更加提醒我们，严格执行岗位责任制和 岗位交接班制度不是一句空话，是需要我们操作人员实实在在的执 行。2、严格执行备用机泵管理制度。3、严格执行机泵维修管理制度。4、要加强操作人员的HSE工作意识的培训，提高操作人员对存 在问题的跟踪检查的能力。十、某石化制氢装置“ 7.20 ”设备事故

25、事故发生的时间：2000年7月20日0: 30时事故发生的地点：某车间制氢装置E2002壳程事故发生的经过：2000年7月20日0: 30时，由于E2002壳程侧垫片泄漏增大， 压力为5.5MPa、温度为250 C的中压汽包给水呈汽雾状喷出,检修人 员无法进行焊接，为避免引发更大的安全隐患，装置停工处理E2002 漏点。事故原因分析：1、由于装置处于开工初期，工艺还不够成熟，频繁的开停工对 装置设备的影响很大，是造成E2002壳程侧垫片泄漏的主要原因。2、原炼油厂机动处对E2002壳程侧垫片泄漏问题重视程度不够，该 漏 点车间已多次向厂里反映，并已出单包焊处理。3、原检修公司预制钢套尺寸不符重

26、制，延误了抢修的大好时机， 是引发事故的主要原因。应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查， 及时处理，避免同类型事故再次发生。2、将E2002壳程侧垫片的两侧连接管件焊死。3、对有同样情况的E2003壳程侧垫片也采用同样的方法将E2003 壳程侧垫片的两侧连接管件焊死。十一、某石化制氢装置“10.8 ”爆燃事故事故发生的时间：2000年10月8日11:45时事故发生的地点：某车间制氢装置E2002管程出口三通事故发生的经过：2000年10月8日11:45时，某车间制氢装置E2002管程出口管 线三通（500 X 15 ）底部突然爆裂，2.5MPa、

27、195.4 C的中变气从爆 裂处喷出，引起爆燃事故。经过调查，事故发生前，装置操作平稳，正常供氢，石脑油进料 量为7.387t/h，进干气为2500 m 3/h，转化炉入口温度为500.4 C，配汽量为70.6 t/h，低变入口温度为195.4 C，氢气产量为37261m3/h， 装置负荷为75%。至11 : 45时E2002出口管线三通突然爆裂，由氢 气（45.6% ）、甲烷（3.2% ）、水蒸汽（40.0% ）、一氧化碳及二氧化碳 组成的混合气体大量喷出，引起爆燃，并引起附近的轻石脑油泵 P2001B发生着火燃烧。爆燃事故发生后，车间操作人员立即报火警，同时切断装置进料 进行紧急停工处理，

28、此次事故没有造成人员伤亡。事故原因分析：1、选材不合理。转化炉出口至中变反应器出口管线为铬钼钢材 质管线，E2010管程出口后管线为不锈钢材质，E2002管板为不锈钢 材质，已考虑到碳酸腐蚀问题，唯有低变反应器出入口管线采用碳钢 材质，在正常的操作条件下，该段管线难很难避免受稀碳酸腐蚀而减 薄。2、E2002壳程除氧水从壳程底部进入，与E2002管程出口的中变 气换热，在管程出口易产生管壁效应，在E2002管程出口三通附近管 壁内形成稀碳酸，使三通底部受冲刷腐蚀，导致该部位严重减薄。 应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的管线、三通、弯 头进行测厚检查，安装在

29、线测厚盒，定期检查。2、机动处负责组织修复，尽快恢复生产，对E2002管程出口三 通和与三通相连到两端弯头间6米直管段进行更换各材质升级为不 锈钢材质；对E2002管程出口不锈钢三通底加防冲板，防止冲刷破坏。3、由洛阳设计院与公司、炼油厂某车间工艺人员根据装置现状 对工艺操作参数进行调整，提高E2002管程出口温度，抢修后按调整 后的工艺参数进行生产。十二、某石化制氢装置“10.23 ”设备事故事故发生的时间：2000年10月23日9: 26时事故发生的地点：某车间制氢装置V2015顶部安全阀前法兰 事故发生的经过：2000年10月23日9: 26时，转化炉 鼓风机C2003B突然 跳停， 引

30、发装置联锁停车。在装置恢复生产过程中，中压汽包顶部两个安全 阀前法兰焊接处突然发生断裂（断裂前汽包最高压力为4.06MPa，汽 包设计压力为4.6 MPa，设计工作压力4.2MPa，安全阀定压为4.47 MPa），中压汽包向天空喷出两条巨大的汽柱，入炉蒸汽剧减，装置被 迫紧急停工，切出脱硫系统，转化炉引氮气吹扫置换。经过检查，中 压汽包顶部两个安全阀阀前短管均在与中压汽包连接焊缝前12伽 处短管发生断裂。此次停工未对转化催化剂造成不良影响，恢复进油 后生产一切正常。事故原因分析：1、设计不合理。安全阀后管线就地放空管线只向一侧排汽， 造成后路阻力增大。当中压汽包顶部两个安全阀超压起跳时，由于安

31、 全阀后短管排汽不顺畅，使得汽包压力不断增大，最后整个安全阀前 短管发生断裂。2、中压汽包顶部两个安全阀及其短管相对较重，由于没有支 撑固定， 在装置长期的生产过程中，存在较大的残余应力。应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查， 及时处理，避免同类型事故再次发生。2、加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危 险识别和防范能力，提高职工安全意识。3、中压汽包顶部两个安全阀后就地放空管线改为向两侧排 汽，减少管路后部阻力。4、中压汽包顶部两个安全阀加支撑固定，消除应力。5、中压汽包顶部两个安全阀阀前增加手阀，当中压汽包超压 起跳后，若安全阀

32、无法复位或在正常生产过程中安全阀需要校验时， 将手阀关闭，切出安全阀。十三、某石化柴油加氢装置“12.27 ”设备事故事故发生的时间：2001年12月27日9: 00时事故发生的地点：某车间柴油加氢装置V1102液控阀副线阀事故发生的经过：2001年12月27日9: 00时，柴油加氢装置高压分离器V1102液 控阀副线阀盘根处发生油喷漏，故而装置紧急停工，处理该阀。经检 查，V1102液控阀副线阀只压了一道盘根。事故原因分析：1、建设公司阀门班工作不认真、不负责任，在大修时V1102 液控阀副线阀只压了一道盘根，当装置升压进油后，该阀盘根处便发 生油喷漏，这时是造成事故的主要原因。2、建设公司

33、设备专业施工管理不到位，管理粗放，对 V1102 液控阀副线阀压盘根的工作没有专人管理。3、某车间设备管理人员质量监督不到位，没有到现场监督压 盘根工作，未能及时发现V1102液控阀副线阀盘根问题。应吸取的教训和采取的防范措施：1、按“四不放过”的原则处理事故，对类似的问题进行检查， 及时处理，避免同类型事故再次发生。2、加强HSE学习，认真落实工作危害因素分析，提高职工危 险识别和防范能力，提高职工安全意识。3、联系阀门班重新压好V1102液控阀副线阀盘根。十四、某石化公司渣油加氢装置冷高分安全阀起跳事故经过：岗位发现循环气量大幅减少，防喘振伐全开，查找原因， 发现热高分液位上涨较快，正在分

34、析原因，发现压力快速下降，到现 场检查，确认冷高分安全阀起跳。岗位事故分析：岗位查询趋势发现，热高分液位上涨较快，已达高限。由此判断，油气在此分离不好，造成循环机入口流量偏低，导致防喘 振阀快速打开，大量气体从压缩机出口返回冷高分入口，且冷高分安 全阀定压不准，一直带病工作，受此冲击造成起跳。事故处理：室外岗位迅速将安全阀切换至备用安全阀，联系重新打压 事宜。室内将热高分液控阀手动控稳后，将防喘振阀关闭（关阀时要 缓慢进行）。事故教训：操作员要提高责任心，认真盯表，及时发现问题并处理；要建立严格 的安全阀管理制度，禁止安全阀带病工作。十五、某石化公司渣油加氢装置冷低分安全阀起跳事故经过：岗位发

35、现热高分液位快速上涨，液控伐已全开，液位继续 上涨，马上到现场，发现现场阀处于全关位置，立即挂手轮开阀， 又发现A阀挂不上手轮，于是把B阀挂手轮开，将热高分液位控制至 正常。后又发现，冷低分压力下降，压控阀已全关，仍不起作用，到 现场检查，确认安全阀起跳。岗位事故分析：事后查趋势发现，空冷冷后温度上升了 20度，冷高分 液位有明显的上涨，而冷低分的液面有很大波动，压力也有一个先涨 后低的变化，因此分析，热高分液控阀故障造成液位上涨，在短时间 内反应生成油先充满热高分，后满至空冷，又进入冷高分，冷高分液 控阀开大，进入冷低分的进料增多，气相也增多，而冷低分压控阀反 应缓慢或排量不够，使低分内压力

36、升高，直至安全阀起跳。事故处理：室内岗位将压控改手动操作，室外将安全阀切换至备用阀， 联系重新打压事宜。事故教训：处理事故要正确果断，杜绝次生事故的发生。十六、某石化公司渣油加氢装置分馏塔侧线出黑油事故现象：采样发现柴油颜色发黑，干点偏高，加样颜色发黑。当班判 断柴油汽提塔底重沸器内漏。事故分析：查询历史趋势发现，分馏塔液位在一段时间内指示为78%, 不升也不降，而出装置量却一直上涨并超程，柴油抽出温度在这段时 间内上涨了 50度左右，而抽出量有变化，察看交接班日志，得知当 班将长渣循环切除。综上观察所得，柴油颜色发黑是冲塔所至，而不 是重沸器内漏。原因分析为，当班将常渣循环切除后，没有将常渣

37、出 装置开大或开得太小，结果常渣排不出去，造成分馏塔液面上涨，而 液位指示也不对，78%即全满，操作员麻痹大意，没有意识到这一点， 结果造成冲塔，柴油出黑。事故教训：操作员要加强自身业务水平的提高，要加强岗位责任心， 正确分析，处理不正常的情况。十七、某石化公司渣油加氢装置高压进料泵入口过滤网法兰呲事故经过：高压进料泵预热，进行至开预热阀这一步骤时，现场开最 小流量阀付线伐，在开预热阀时，入口过滤网法兰呲开。后发现最小 流量控制阀未开。事故分析：最小流量阀付线伐虽开，但最小流量阀未开，预热阀开得 过大，进入泵体的量大于返罐的量，造成憋压，使入口过滤网法兰呲。 事故教训：此次事故也在于室内外沟通

38、不好，室外预热未通知室内操 作员，因此最小流量阀没有开。在今后的工作中一定要加强室内外的 联系，并且要准确的表达意思。十八、某石化公司渣油加氢装置高压氢气泄漏事故经过：装置进行80kg气密时，循环机参考气差压引出线与仪表箱 连接法兰突然呲开，80kg氢气喷出。事故处理：关闭差压引出线手伐，将漏点与系统隔离，联系仪表处理。 事故分析：停工时工艺条件的变化；垫片老化引起其应力变化等原因 造成此次事故。事故教训：加强高压部位的检查维护，要杜绝有死点存在。十九、某石化公司渣油加氢装置循环机联锁停机事故经过：循环机提速过程中，联锁停机。事故分析：提速过快，过量冷凝水导致复水器液位升高，达到联锁值 停机。

39、备用泵未能联锁自启也是导致事故发生的原因。事故处理：反应岗位按方案处理事故，联锁消除后开机，系统逐渐恢 复。事故教训： 操作要循序渐进，不能急功近利；联锁保护要投用正常， 并定期检查投用情况。二十、某石化公司渣油加氢装置循环机封油高位油罐沉筒坏造成装置停工事故经过：开工以来，多次发生封油跑损事故，每一次都较为危险， 且基本都是高位油罐液位下降，岗位增加上油量，内回油增大，导致 脱气槽跑油。事故处理：封油跑损的情况没有缓和，且有越来越频繁的趋势，怀疑 是高位油罐液控阀有问题，装置准备停机处理。反应降温降量降压， 停机。仪表处理高位油罐液控阀，发现液控阀没有问题，进一步检 查，确认是高位油罐沉筒液

40、位测量仪的问题，仪表处理。处理完毕后， 系统升压提量升温，恢复正常。正常后，未再发生此类问题。二一、某石化公司加氢裂化装置 P-402B停泵导致进料中断事故2003年7月23日2: 09加氢裂化装置高压进料泵P-402B 推力轴 瓦温度TI-47111B 突然由40 C升高到99 C,导致P-402B联锁停泵， 造成加氢裂化进料中断，2 : 17开备用泵P-402A ,恢复进料。从FSC记录情况看，导致P-402B停泵主要原因是TI-47111B 假指 示导致。当时P-402B停泵后，联系仪表、信息所查原因，没有确定 如何造成TI-47111B 假指示的原因，怀疑为接线松动所致。7月23日9;

41、 50P-402A 换至P-402B 运转，截止7月23日16 :00运转正常，说明P-402B停泵主要原因是TI-47111B 假指示导致。当时由于加氢裂化装置已经运转2年半，许多重要仪表接线可能 松动，影响装置正常运转，为避免发生类似事故，车间打报告到厂机 动处，联系仪表、信息所对所有重要仪表的接线进行紧固。二十二、某石化公司加氢裂化装置 P-402/B停泵导致进料中断事故2004年3月15日9 :00连续重整车间加氢裂化装置进料泵P-402B 因前密封泄漏，切换至P-402A运行。9: 11操作室FSC系统显示P-402A有停泵联锁信号（HO-4301）输 出，P-402A自停。经室内外

42、操作人员检查确认P-402A具备启动条件 后，9: 17再次启动P-402A正常。加氢裂化装置因此中断进料8分 钟，经岗位人员及时、迅速调整，于两小时后加氢裂化反应系统趋于 正常；产品经改短循环后，分馏系统也在较短时间内恢复正常。事后经检查发现，P-402A停泵原因为：9:11:25.440 秒副推力瓦 温度TT-4704温度假指示导致P-402A联锁自停。但是TT-4704温度 高报警信号于0.24秒后9: 11 : 25.680恢复正常。由于联锁高报警 信号维持时间太短，DCS以及FSC系统均未采集到具体的报警数值。 该原因已向仪表及信息所反映。二十三、某石化公司加氢裂化装置 K-402停

43、机事故事故经过：2004年7月20日8 : 41 （ DCS时间，以下同），K-402因汽 轮机轴承温度TI46385假指示（瞬间由正常的68 C突升至197 C ）而联锁停机。停机后KV-1室内指示动作，但系统压力没有下降，现场 确认KV-1没有打开。F-401熄火，操作员马上到现场关D-920出口 到F-401瓦斯阀门。由于KV-1没有打开，HV-4101下游阀现场关闭， 8: 49现场打开HV-4101下游阀后，反应开始泄压。由于反应泄压时间晚，导致开始泄压时R-402的三、四床出口温 度上涨到397 C o在泄压过程中，由于温度向R-402四床出口带，导 致四床出口温度升高，关其他6路

44、冷氢，开TV-4110，将K-401全部 新氢进R-402四床入口，但由于反应压力降低，泄压速度慢，推动力 小，虽然四床入口温度降低，但出口温度升高。9 : 22系统压力降低 到3.5 MPa 时，R-402四床入口温度350 C，出口达到430 C o现场 开大HV-4101下游阀，加快泄压速度，出口温度降低。9 : 26反应压 力降低到2.9 MPa，R-402四床出口温度降低到360 Co停止泄压， 系统升压，等待K-402恢复。由于K-402电液转换器卡，停机后无法马上开机，10 : 20更换新 电液转换器，做静态试验，11 : 08开机正常。11 : 24系统压力升高到7.55 MP

45、a ，由于R-402的3、4床出口温 度降低到360 C o K-402开机后，由于需要暖机，转速没有很快提起 来，同时防喘振阀全开，冷氢量提不起来。导致R-402的3、4床出 口温度上升。11 : 46系统压力升高到8.16 MPa ，R-402的3、4床出口温度达到435 C，打开HV-4101系统泄压，12 : 02系统压力泄压 到5.16 MPa ，R-402的3、4床出口温度得到控制。K-402转速提高 到正常，系统开始恢复。1、本次K-402 停机，R-402的3、4床出口温度两次 升高，一方 面是由于没有及时泄压（主要原因KV-1没有打开，HV-4101现场关 着阀，打开需要时间

46、），另一方面则是在恢复过程中，系统压力恢复 太快。2、本次停K-402，在泄压过程、K-402开机恢复中，D-410液位 两次升高。以后在K-402开机过程中，加强对D-410排凝，同时在开 机过程中，为防止D-410液位升高，可将C-401副线开大，K-402正 常后，关回原位。防范措施：本次K-402停机，KV-1没有打开，主要原因仪表风堵。需 要在以后将KV-1联锁调试作为正常定期工作，每月调试1次，防止 类似情况发生。二十四、某石化公司加氢裂化装置E403管束发生泄漏事故2004年9月8日，加氢裂化装置检修完毕，开工气密过程中发现 E403的管束因腐蚀而出现泄漏，由于没有配件，无法更换

47、管束，遂 堵管24根（共1268根），装置继续开工。在今后的生产操作当中，及时发现泄漏并正确处理是保证加氢裂 化装置安全生产的关键。为保证E403的安全运行，及时监控泄漏情 况，在E403的蒸汽出口分水罐D913顶部增加了 一台采样器，定期采 样；在采样器上方加设了一台氢气报警仪，并将氢气报警仪的报警信 号引至DCS界面上的E403处，便于操作人员及时监控。为安全起见， 现场将E403汽包安全阀放空管线加高至A401上方。在正常生产过程 中，要求操作人员重点关注系统压力、氢气耗量以及PV4105控制阀 开度的变化。一旦发现泄漏，必须及时汇报车间；情况严重时班长应 该当机立断，组织加氢裂化装置紧

48、急停工。二十五、某石化公司加氢裂化装置P801密封泄漏着火事故事故经过：11月10日凌晨2: 40，加氢裂化操作员发现P-801C突然起 火，且火势比较大，无法判断是什么部位故障，大家立即利用手提灭 火器进行扑救，但火势仍旧不减。由于火苗将梯子通道封死，无法将 泵切除，为避免火情引起二次事故，将PSA系统由室内手动停车，PSA入口氢气手动泄放至火炬，因着火具体情况不明，火势仍大，PSA付 线暂时未开。裂化反应暂由制氢氢气维持，系统降温降量，因氢气排 放火炬，重整适当降温降量。P-801C 处火势得不到控制，现场火苗 有三米多高，并在风的作用下四处乱窜，岗位人员拨打119报警，因 该处偏北有仪表

49、信号线经过，为避免烧坏信号线引起大面积停工，大 家利用蒸汽、小推车轮番扑救，在扑救过程中PSA处照明突然中断， 怀疑是火烧所致，五分钟后，消防队赶到，火势得到了控制。大火扑 灭后，发现是P-801C后轴承密封处起火，给上临时蒸汽掩护以防氢 气闪爆。设备人员在平台温度稍微下降后将其切除。因照明系统烧坏， 为避免仪表信号线烧坏引起某些阀门开关状态异常，岗位人员到现场 确认后将PSA付线打开，此时裂化反应进料已经降到了 120t/h，CAT:345 °C，压力 10MPa (原来为 155t/h，380 °C，15.5MPa )，k-401 停一台。重 整进料50t/h ，温度4

50、90 C (原来为65t/h ，505 C ) 0将氢气 放火炬关闭，两套装置开始逐步恢复。PSA系统PV-801故障，仪表 排除后重新开起。重整PV-2085故障，仪表排除后投用。PSA系统故 障后重整还原氢引进二制氢氢气，正常后重新引PSA氢气。经验教训：本次发现事故与处理过程中，发现比较及时，处理过程也比 较果断、正确，但也有部分不足之处，主要表现在以下方面：(1) 发现着火后，及时汇报，以保证班长能根据实际情况及时安 排处理问题。(2) 利用现场的消防设施积极控制现场火势不扩大，并立即报火 警，此程序非常正确，也有利于尽快将火扑灭。(3) 由于火势较大，P-801C无法切除，室内将PS

51、A手动停车， 以切断着火物质的来源，以便控制火势，防止火势扩大，造成设备烧 坏和氢气大量泄漏爆炸，并可避免为控制火势人员强制切除P-801C 而造成人员伤亡的事故。(4) 主操人员坚守岗位，以保证正常的操作，此安排非常正确。(5) 为保证还原氢纯度，及时将还原氢改为制氢氢气，重整操作 员处理的非常正确。（6）由于重整氢和乙烯裂解氢纯度较高，可满足裂化用氢需要， 且氢气中不含一氧化碳、二氧化碳，不会发生甲烷化反应而造成裂化 反应起飞温的现象，在灭火的过程中应尽快将氢气改走PSA副线，以 保证氢气管网不发生较大波动。而本班在处理事故过程中，由于火势 较大，未及时将氢气改走PSA副线，致使裂化装置和

52、重整装置大幅度 降量，使事态扩大化。由于前段时间出现过PSA故障而没有及时改走PSA副线，造成氢 气管网大幅度波动，此次又由于P801着火再次造成氢气管网出现大 幅度波动，说明班组人员对PSA副线的作用认识还不是非常清楚，因 此要求班组人员在PSA出现问题需进行PSA停车时，要及时将氢气改 走PSA副线，以保证氢气管网的稳定，同时要及时将重整还原氢改为 制氢氢气，以保证重整再生的正常操作。二十五、某石化加氢裂化装置七次 CT101结盐，停工处理 事故经过：CT101 （循环氢压缩机蒸汽透平）结盐是加氢裂化装置这时期生产 的主要矛盾之一。出现CT101结盐现象时，CT101 一级叶轮出口压力 逐渐升高，最高时达2.0MPa，超设计压力1.94MPa，此时一般采取停 装置进料进行低速洗盐处理。原因分析：在整个生产过程中，蒸汽质量含钠量（mg/kg ）均高于国家规定的 中压蒸汽含钠