加氢裂化炼油事故处理培训加氢裂化装置典型事故处理

加氢裂化装置典型

事故案例分析〔二〕

吕浩

青岛炼化公司事故类型事故类型事故类型典型的公用工程故障：

仪表风中断

停循环水事故处理

停电事故处理

停蒸汽

停MDEA

停燃料气

停电导致裂化反响器飞温停电导致裂化反响器飞温停电导致裂化反响器飞温停电导致裂化反响器飞温此后精制裂化反响器各点温度逐步降低，9月5日C1001开机前CAT1温度降至300℃，CAT2温度降至326℃。9月5日10：10左右，循氢机C1001再次启动，到11：00左右，转速提至8000RPm，反响各点温度降低速度加快，到9月5日20：00反响器各点温度都降到了200℃以下。9月5日18：30装置启动P1001向反响系统进低氮油进行了冲洗，到21：00停止冲洗。停电导致裂化反响器飞温二、原因分析由于在停电过程中，循环机停机后0.7MPa/min泄压阀未能联锁翻开，班组人员按下0.7MPa/min泄压阀开始紧急卸压。但是当班反响操作雷某错将0.7MPa/min泄压阀当作2.1MPa/min紧急泄压阀按钮进行按，长达5分钟反响系统没有泄压，造成裂化反响器床层温度偏高，留下了隐患。循环氢压缩机未能及时启动，造成温度超高。后来虽然循环机启用起来但由于干气密封电加热器故障，没有迅速提升转速，造成裂化反响器飞温，被迫再次启用2.1MPa／min进行卸压最终到达裂化反响器飞温到达880℃。停电导致裂化反响器飞温停电导致裂化反响器飞温对装置上的0.7MPa/min和2.1MPa/min泄压阀定期进行检查，在装置停工检修时，一定要对这两个阀进行校验保证其完好备用。此时R101A/B第六床层温度已快速升高，最终R101A列在11：14时出现下降拐点，而R101B那么在此时飞速上升，在11：17时最高点温度到达800℃，3分钟后床层温度开始下降。反响器床层继续循环降温至200℃，反响系统压力逐渐往10MPa控制。分馏系统热油运短循环，吸收稳定三塔循环。停电导致裂化反响器飞温一、事故经过3月5日7：11时向反响系统补氢充压，同时通过7bar放空泄压。在开K102之前R101A五床层温度升高约30℃，升至380℃，其他床层没有出现明显温升。为了及时开启循环氢压缩机K102恢复生产,通过新氢压缩机K101三回一将系统压力升至1.8MPa,9：38时开循环氢压缩机转速升至1000rpm；37.5min后转速升至3100rpm，防喘振阀翻开，循环氢量20000m3/h；30min后循环氢压缩机转速升至5300rpm，R101A第五床层温升得以控制；10min后〔11：05时〕循环氢压缩机转速升至6350rpm，R101A/B第5、第6床层冷氢阀全开，开工过程中飞温事故3月6日下午柴油产品质量发黄，尾油硫含量505ppm〔正常小于30〕，热低分油S:318ppm、N:141ppm〔正常S:90;N:3-5〕。通过分别对E104A/B管程出口采样目测，发现R101A生成油颜色蓝而透明，R101B生成油颜色很黄，从而确定B系列高压换热器内漏，造成原料油泄漏至反响生成油中。通过对E104B、E102B/D、E101B管壳程出入口温度数据分析，疑心E101B的内漏可能性最大。开工过程中飞温事故二、原因分析对装置催化剂的性能估计认识缺乏，未预想到系统压力1.8MPa左右，反响催化剂床层加氢反响剧烈导致大量反响热产生，而此时由于K102正在升速过程中，短时间内没有冷氢可用无法带走反响热。反响器床层发生超温事故或循环机故障停运事故，系统泄压要一泄到底，至0.1MPa左右，防止催化剂床层温度进一步升高。在反响床层温度超温阶段将反响系统压力泄放至最低是非常有效的降温方式。循环机开机程序过程共需要1.5h才能够带负荷运行。延误了通过冷氢量来控制床层温度的时间。开工过程中飞温事故三、事故教训装置紧急泄压后，系统压力至0.1MPa左右时，如果反响器床层温度下降幅度不大〔仍能大于300℃〕，那么必须通过补入纯度99.99％的高纯氮气，边充边放反响器床层降温至200℃后才可以重新恢复进料。循环机K102出口4.0MPa氮气日常生产中盲板要处于通状态，三阀组双阀开，低点放空开，保证随时处于备用状态。在紧急停工过程中及时联系化验对4.0MPa氮气进行纯度分析，保证合格。加强队反响器床层超温和循环机故障停运的反事故处理能力培训工作。开工过程中飞温事故一、事故经过某加氢裂化装置在开工硫化过程中发生了飞温现象。在180℃条件下，反响系统注硫〔DMDS〕后初期温升非常不明显.在注硫一个多小时后才出现明显温升，并在注硫两个小时后突然发生飞温，在2分钟内精制反响器床层总温升最高达87℃，床层最高温度达270℃，已超过了催化剂复原的警戒温度230℃。经紧急降注硫量并向床层打入急冷氢后才控制住温升。硫化过程中发生飞温二、原因分析DMDS的分解温度约200℃，180℃的反响条件下注入DMDS硫化起始温度太低，大量硫化剂未分解积聚到后面的床层。当温度升到约200℃时，聚集的DMDS全局部解，相当于一次注入大量的DMDS。从而造成分解。注硫未观察到温升没有立即停止注硫查找原因。硫化过程中发生飞温三、事故教训起始的注硫温度要在其分解的温度下限。起始注硫量不能太大，控制在最大注硫量的30%以下。硫化过程中根据反响器出口的露点分析控制硫化速度。用从裂化反响器出口取样分析露点的方法来控制硫化速度，露点保持在-21℃～-18℃之间，由此来决定反响器硫化升温或者停止升温，这样就保证了不出现超温也不会因为生水太多而伤及催化剂。密切关注床层温度，发现有飞温趋势及早处理。硫化过程中发生飞温一、事故经过90年3月1日14时50分突然发生晃电，装置内全部机泵停运，当班人员在3分钟内连续启动所有机泵，但紧接着发生停电事故，当即采取7巴／分紧急放空。10分钟内抢关高压与低压相连阀门，各控制回路改为现场控制．在第24分钟时切断仪表备用电源，特别按排专人盯住高分与低分的压力和液面，防止高压窜低压。处理过程中，反响器床层温度最高上升至409℃，经过二次充氮置换所有温度降低到378℃以下，装置进入平安状态。处理过程冷静果断，没有出现失误现象。装置全面停电二、原因分析停电的原因是11万伏变电站输往加氢，等装置的电缆，在八局办公室处发生爆炸，31根电缆全部烧毁。三、事故教训停电后立即采取紧急放空，能有效的防止催化剂超温。有效地利用仪表备用电源30分钟的可贵时间，平衡各塔液面。按排好人员专责管好高分与低分的压力和液面，严禁高压窜低压。装置全面停电立即关闭P101，P102等高压泵，C102新氢机的出口阀门，防止窜压。当反响系统压力降低到0．2MPa以下，立即进行氮置换，防止催化剂超温。装置全面停电循环机联锁动作导致装置紧急停工循环机联锁动作导致装置紧急停工三、事故教训装置联锁时，有关的联锁设备均需有人及时到现场检查，没有停运的设备手动停运。连锁仪表是保证装置平安的最后一道关口，对加氢裂化装置这么危险的装置来说更是重要。所以：连锁仪表的采购质量一定要保证；连锁仪表的检修质量一定要保证；连锁仪表定期更换淘汰要保证；连锁仪表的开工前检验和开工中的测试要设法实现。循环机联锁动作导致装置紧急停工空冷A1010泄漏一、事故经过加氢工区150万吨/年加氢裂化装置，2月23日，工艺二班陈智刚巡检及时，1：30发现A1010泄漏，立即报告车间，车间采取措施，防止了人员中毒的事故。二、原因分析可能材质或施工质量有缺陷。该处介质腐蚀严重，存在相变，且为高温酸性水。塔顶介质中含有局部溶剂，在高温下的碱性腐蚀。空冷A1010泄漏三、经验教训和操作本卷须知必须加强该部位的巡检，将巡检情况交接班。巡检人员必须带便携式报警仪巡检，如报警那么不得靠近，可从另一方向巡检。操作人员上空冷框架前，需先看清风向，风向标在脱硫平台。加强与再生塔相关工序的操作管理，减少波动，确保平稳操作，操作波动时，立即向车间及相关部门汇报。在泄漏空冷的东西方向拉好警戒绳，进入警戒区需注意人员中毒，其他作业亦需有人监护。在空冷楼梯前摆放一个长管呼吸器，作到随时可用。车间平安管理人员每天检查空气呼吸器，确保随时可用状态。在该区域的作业人员必须带好通讯设备，保持和内操室的联系。车间平安管理人员每天对泄漏部位进行检测，检测情况做好记录，泄漏量增大时，向调度、安环处和设备处汇报。准备好脱硫紧急停工方案，为防止情况恶化，随时做好紧急停空冷A1010泄漏一、事故过程加氢工区150万吨/年加氢裂化装置，3月12日，12：40，工艺二班罗伟巡检至C1002B附近，因看见二段出口平安阀管线抖动严重，用手摸摸，发现跟部漏气，立即向班长汇报，当班人员立即降温降量，作停机准备。在不到5分钟的时间里，开展很快，该部位焊缝开裂，氢气大量喷出，班组迅速作停机处理，并用氮气置换，其它系统均作相应调整。该部位压力17.26Mpa，如不能及时发现，并采取果断措施，情况会迅速恶化，当班的及时发现和顺利处理，防止了一起重大平安事故。C1002B二段出口平安阀跟部焊缝泄漏二、原因分析施工质量不高，焊缝有缺陷。管线设计存在缺乏，抖动严重。管线固定架有缺陷，抖动严重。剧烈的抖动造成管线焊缝开裂。三、经验教训需加强巡检，只有这样才能及时发现事故苗头。巡检质量需进一步提高，这样才能将事故消灭在萌芽状态。C1002B二段出口平安阀跟部焊缝泄漏装置各焊缝特别是高压部位的焊缝检测情况需作进一步的检查核实，对有缺陷的部位作重点检查，停工后重新处理。及时发现泄漏后，当班处理果断。该部位作了堆焊之后的作色检查，未拍片检查焊缝，对该部位仍需加强检查。本装置仍有较多振动大的部位，如：F1002、F1003出口，E1003、E1004出口热偶，C1002AB出口平安阀管线等，均需加强巡检。C1002B二段出口平安阀跟部焊缝泄漏一、事故经过2005年9月30日下午4点30分，工艺四班小夜班。C1002A机因故障才于16：15修好，正在用氮气进行置换，突然C1002B机突然停机。DCS无任何报警，联锁无任何异常，再次确认开机后，可以启动，但一打到50%负荷再次跳停。由于C1002A还没有置换完全，在万般无奈的情况下，紧急开C1002A，终于成功，此时系统压力已掉到13MPa。事后经电气检查B机，励磁电流模块坏。10月1日上午将励磁模块换成新的，开C1002B机。C1002A/B停机事故二、事故教训这件事对大家有很大的教育意义，不因为16：30下班，16：15机子才修好，可以等到让下一个班置换。只要没有到16：30，你的工作就没有结束。如果不是C1002A机已置换一次，怎能为事故处理赢得时间呢！C1002A/B停机事故一、事故经过2006年1月11某厂加裂车间工艺二班上白班，按照设备专业人员安排，准备开C-1002A，机组启动挂负荷后，听到压缩机房北侧的管廊有刺耳的气体排空声，操作人员立即将机组卸载，对流程进行检查，发现新氢机二级入口管线放空未关，造成氢气泄漏。二、原因分析管线放空被人为翻开，岗位人员在开机前的检查过程中不细致，未及时发现。设备人员在安排开机时，无操作卡，不能实现开机前检查及开机过程的步步确认。开机检查不细，造成氢气泄漏三、事故教训将新氢机所有放空均打管帽。设备专业人员编制制定详细开机步骤表，做到步步确认。关键、大型机组开机，设备人员要现场指导，落实操作卡关键步骤的执行。开机检查不细，造成氢气泄漏一、事故经过2002年7月2日零点班四班分馏岗位外操巡检发现D156压力高，便在现场改压控阀副线放空，却错将D156去T153液控阀副线阀翻开，T153液位上升，压力超高，平安阀起跳，直到四点班二班当班时才检查发现。二、原因分析操作工流程不熟悉，改错流程。改流程后，T153液位上升〔当时T153已停用〕而内操未及时发现。白班人员工作责任心不强，检查不细不严，导致问题一错再错。操作员误操作导致平安阀起跳操作员误操作导致平安阀起跳原料带水造成反响床层压降上升原料带水造成反响床层压降上升原料带水造成反响床层压降上升三、事故教训尽快理顺管理,让大家认识到此次事故的严重性，加强职业道德和责任心的培养。严格交接班制度，生产中的重大问题必须在交接班记录中写明,车间管理人员和值班人员要养成进入操作室仔细看操作大记录的良好习惯。原料带水造成反响床层压降上升仪表工误碰，造成关键机组参数运行异常仪表工误碰，造成关键机组参数运行异常高压别离器酸性水喷出一、事故经过2006年12月11日，工艺一班19-3点班，反响内操学习V1003双液面计切换过程，私自将V1003液面指示LI1103A切换至LI1103B：01:49:27将液面控制阀HIC1103A由CAS改为MAN后，01:49:36将液位选择器SW1103中LI1103A改为LI1103B，并于1:49:50将HIC1103A由MAN改为CAS。然后再将LI1103B液面切换至LI1103A：在没有将HIC1103A由MAN改为CAS的情况下，01:50:22将液面计LI1103B直接切换到LI1103A，造成液面控制阀HIC1103A阀开度迅速关小，V1003液面迅速上升，此时岗位人员十分紧张，01:50:31迅速将控制阀HIC1103A由CAS改为MAN，将控制阀阀开度OP值由29.5％给到40％后利用键盘双箭头进行调节控制阀，平稳V1003液面，班长在不知情的情况下以为控制阀出现卡的情况，及时通知值班人员，并且现场检查控制阀情况，值班人员到现场V1003液面平稳后，班长在操作大记录上记录V1003液面波动原因可能是控制阀卡造成。私自切换高分液位，造成高分液面波动二、原因分析岗位人员私自对V1003液面计进行切换。在将液面计LI1103B向LI1103A切换前控制阀HIC1103A没有从CAS切换到MAN，由于LI1103A和LI1103B液面存在偏差〔当时LI1103A液面显示为42％，LI1103B液面显示为65％〕切换时，如果没有将控制阀改为手动控制，造成LIC1103的SP值为65％没有变，但是由于切换液面计造成PV值由65％突然变为42％，造成液面控制阀迅速关小，液面迅速上升，是造成V1003液面波动的主要原因。岗位人员对V1003双液面计没有切换过，对切换步骤不熟悉，在切换过程造成V1003液面波动后，没有意识到是由于V1003双液面计之间的偏差造成控制阀大幅度动作。人员在液面切换方案编制过程中没有认真分析，切换方案错误。私自切换高分液位，造成高分液面波动三、事故教训完善相关操作规程中内容与现场真实操作的结合，及时修改，发布正确的操作规程。加强员工培训，在考岗中增加对DCS的考试。班组内部要加强管理，出现问题后要正确反映操作情况，以免误导原因查找。正常生产过程严禁私自改变高压局部控制方案，确实需要验证培训，必须报经班长、副班长、运行工程师同意，并做好平安预案后，再进行培训验证。私自切换高分液位，造成高分液面波动一、事故经过2006年6月12日工艺三班，接车间指令，准备切换高压进料泵P1001A至P1001B。11：18分外操人员把准备工作都做好后联系主操启动P1001B，主操未与现场联系确认机泵运行状况、未向班长汇报、未确认出口电动阀翻开的情况下，在操作室调节两泵的最小流量控制阀和进料控制阀，进行两泵负荷的切换操作。导致反响进料FIC1107大幅波动，并发生低流量红报，反响操作波动。内外操联系不当，反响进料波动大二、原因分析岗位内外操未及时对切换泵的情况进行有效沟通，内操操作存在盲目性。关键设备的切换，工艺、设备人员没有在现场进行监护，并指导班组操作。班长的组织协调力度不够。内外操联系不当，反响进料波动大内外操联系不当，反响进料波动大违章操作造成加热炉爆炸违章操作造成加热炉爆炸违章操作造成加热炉爆炸一、事故经过150万吨/年加氢裂化，2005年4月13日，工艺四班反响内操在提反响进料FIC1105时，本应输入150000Kg/h，结果输成150Kg/h，造成FIC1106A联锁值小于118000Kg/h，P1001A停运。2005年8月5日，工艺二班反响内操在输进料值时再次犯同样错误，造成P1001A停运。输错进料值造成原料中断事故二、原因分析两次事故都是人为造成的。客观的讲，内操8小时盯表是很辛苦的，操作时间长了有时会出现失误。从人性化管理的角度出发，怎样从根本上解决类似问题，事后车间将重要参数的输入值改为2次确认。建议：由于加氢裂化生产装置对设备及人的要求很高，在操作人员家里有事或自己感到疲惫时，班长可以暂时换人盯表。这也是人性化管理的一个措施。输错进料值造成原料中断事故三、事故教训FIC1105等重要仪表SP值改变大于10%时，要求二次确认。FIC1105SP最低值不小于2000kg/h，以免此类事故发生。输错进料值造成原料中断事故一、事故经过2003年3月27日加裂小修后开工进油，19：20时，F109阀准备投自控，当时流量显示为90000m3/h，投自控后，流量显示为80000m3/h，但实际此数据为假数据，F109阀实际已全关闭，造成炉壁温超高。反响内操岗位立即将炉子瓦斯切断，并翻开炉子烟道挡板降温。二、原因分析仪表失灵，F109阀投自控时调节阀却全关。仪表假指示，造成炉壁温度超高三、事故教训对于刚开工时投用的仪表设施，操作人员不要麻痹大意，而是要内外核对确认是否真实一致。对于重要的仪表设备，要预先联系仪表工调试好用后才投用。作为内操人员，要对所有工艺参数进行监视，当有异常变化时，及时采取措施控制处理。仪表假指示，造成炉壁温度超高一、事故经过N炼油厂加氢裂化装置2000年10月7日9：30，当班人员在巡回检查时，发现高压别离器酸性水线有酸性水流射出，最远达5m。当班人员立即采取了紧急降量、关闭副线及上下游阀等措施，中断了酸性水流的喷射。经检查为检修新换仅10天的阀体焊缝开裂所致。因此，车间又对此次更换的其他阀门阀体进行了检查，结果又发现高压别离器酸性水副线下游手阀阀体焊缝开裂，从而防止了一次阀体解体事故的发生。高压别离器酸性水喷出二、原因分析阀门本身存在缺陷所致。酸性水环境下冲蚀比较严重。人员在检修管理中对更换阀门质量把关不严。三、事故教训各岗位尤其是反响岗位人员，在日常巡检中密切检查高压别离器酸性水线系统高压阀门的使用情况，其它的酸性水环境下的设备也要加强巡检，不放过任何异常现象。高压别离器酸性水喷出假设出现高压别离器酸性水线系统高压阀门泄漏,情况不很严重，那么立即戴上防毒面具关闭该手阀，反响停注水，装置作降温降量处理，同时向调度和车间值班人员汇报；假设出现高压别离器酸性水线系统高压阀门严重泄漏,无法关闭手阀，那么采用装置紧急泄压系统，作紧急停工处理。在紧急停工时尽量保证反响注水，以防止油和氢气泄漏。由于装置中H2S在局部区域的介质中含量很高，遇到这些区域发生的泄漏时，一定要作好自身的防中毒措施，根据作业时间的长短，选择适宜的防毒面具。车间应作好H2S泄漏的事故处理预案，进行演练。高压别离器酸性水喷出一、事故经过1988年2月4日第六周期进油开工，进油前由于精制反响器R101撇顶更换了局部催化剂，但当时采取注硫硫化措施时新催化剂进行简单硫化，9时07分反响进油时循环氢中的硫化剂含量为3600ppm，12时左右首先在R102B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14000NM/h降到8000～9000NM/h,过度的反响和供氢的减少使反响系统压力迅速下降，仅20分钟从11