催化裂化事故分析与预防分解.doc

催化裂化事故分析与预防第一部分反再系统一、 待生塞阀失灵造成装置切断进料二、 烟囱爆燃事故三、 再生斜管堵塞，流化中断四、 主风机分布管人孔盖掀开五、 气压机喘振，造成再生斜管下料不畅六、 待生立管烧坏事故七、 待生滑阀阀杆断裂事故八、 三旋单管堵塞事故九、 再生器脱气罐衬里脱落造成切断进料十、 DCS停电故障十一、 一再、二再差压测量量值失灵，一再双动滑阀自动关闭十二、 滑阀控制系统故障导致滑阀失控十三、 再生滑阀失灵事故十四、 塞阀阀杆断裂十五、 再生滑阀控制系统故障造成装置切断进料事故十六、 再生器二密床料位塌方误操作事故十七、 沉降器跑催化剂十八、 待生滑阀泄漏造成紧急停工事故十九、 MIP工艺提升管反应器噎塞故障第二部分分离系统一、 碱罐爆炸二、 分馏塔底液面满导致再生超温切断进料事故三、 液态烃泵泄压阀未关严造成液态烃放火炬四、 稳定汽油带液态烃五、 解吸塔重沸器出口温度计腐蚀穿孔六、 容器空间闪爆七、 干气带油事故八、 催化裂化汽油带气造成汽油罐拉筋拉脱九、 分馏塔结盐故障十、 回炼油泵密封泄漏起火十一、 溶剂罐损坏事故十二、 分馏塔油浆系统管线堵塞十三、 催化剂装置稳定区H2S中毒事故十四、 液化气泵着火事故十五、 分馏塔上部结盐十六、 油浆泵电机烧毁引起装置停电事故十七、 硫化氢中毒事故十八、 误拆换热器漏油事故十九、 锅炉给水泵故障引起进料自保事故二十、 精制汽油窜信江水管线二十一、 检修着火事故二十二、 分馏塔塔顶回流带水二十三、 原料油油浆热器火灾事故二十四、 硫化氢中毒事故二十五、 分馏塔油污染事故二十六、 稳定汽油污染事故二十七、 瓦斯分液罐底管线腐蚀穿孔泄漏二十八、 封油带水导致油浆泵抽空故障二十九、 油浆系统发生漏油导致多次停工三十、 回炼油泵跳闸导致稳定塔热源中断事故三十一、 待生滑阀泄漏造成紧急停工事故第三部分机组系统一、 误动气压机危急保安器造成气压机停机事故二、 主风机仪控制油管火灾事故三、 气压机控制油管火灾事故四、 检修单位误操作造成主风机紧急停机五、 机组联锁动作造成装置切断进料六、 高风机喘振造成装置紧急停工七、 主风机倒转，烧毁轴成瓦八、 主风油压大降，联锁停机九、 主风机入口管线结冰造成主风机联锁停车十、 增压机喘振造成高风机流量联锁停车十一、 压缩机氮气密封差压低，机组联锁动作十二、 气压机停机事故十三、 雷击事故十四、 烟机叶片断裂事故十五、 烟机叶片结垢振动大第四部分公用工程一、 全厂停电、造成分馏塔塔盘冲翻二、 蒸汽压力波动引起两器差压自保三、 锅炉给水调节阀失控造成装置停工四、 全面停电事故五、 停泵未关出口阀，装置世断进料六、 DCS故障引起装置进料自保事故七、 锅炉给水泵故障引起进料自保事故八、 蒸汽窜入仪表风二再主风自保动作九、 CO锅炉闪爆事故十、 电网晃电事故十一、 电网晃电事故十二、 停电事故十三、 非净化风中断事故十四、 装置外供净化风、非净化风中断事故十五、 DCS死机事故十六、 DCS系统故障十七、 催化装置晃电事故十八、 催化装置晃电第一部分反再系统一、 待生塞阀失灵造成装置切断进料1、 事故经过某炼油厂催化裂化装置为同轴式反再系统，1990年11月19日9时50分，由于待生塞阀控制失灵全关，两器流化中断，再生器一密相、二密相催化剂藏量逐步降到2吨、4吨，由于操作工判断不及时，引起反应温度低低自保动作（该装置设有反应温度低低自保），造成装置切断进料。2、 事故处理反应温度低自保切断进料，待生塞阀修复后，重新组织进料，恢复生产。3、 原因分析待生塞阀失灵关死，两器流化中断，反应内操判断不及时，造成反应温度低温自保动作切断进料。4、 经验与教训（1） 加强技术培训，制定事故预案，并组织学习，来提高每一位操作人员的技术素质。（2） 提高事故演练活动的质量，提高每位操作人员处理突发事故的能力。二、 烟囱爆燃事故1、 事故经过某催化装置反再系统结构形式是外置提升管反应器，再生工艺采用两段串联再生技术，第一再生器和第二再生器并列，沉降器与一再生轴，一再贫氧再生，二再富氧再生。1997年10月22日，三机岗位发现2、3主风机自保盘上“风机保护”红灯亮，3风机自保“电机跳闸”红灯亮，“机组停机”红灯亮，但2、3主风机并未停机。由于“装置自保”信息灯亮，使2、3主风机出口放空阀打开，造成主风总流量低低限自保，带动反应进料、两器差压、增压风自保动作。在消除仪表假信号后2、3主风机重新向再生器供风，在主风机自保复位后，一再、二再单容器流化约12量35吨时发生第一次塌方，由于处理及时很快恢复流化，但在三器流化的过程中，二再二密相藏量38时发生第二次塌方（二再二密相藏量正常为1520吨，二再一密相藏量正常为79吨），二再二密相藏量催化剂全部塌下至一密，使主风无法时入二再全部走一再。二再压力快速下降，造成提升管油气随蒸汽倒窜入二再，当二再一密催化剂被吹起来流化后，二再烟气带着油气进入烟囱后与一再的富氧烟气混合发生爆燃装置被迫非计划停工。2、 事故处理装置非计划停工，检修23天后恢复生产3、 原因分析（1） 仪表故障造成装置主风总流量低低限自保（2） 操作失误，未检查到喷嘴的一个手阀未关严，在恢复三器流化的过程中对二再藏量控制不当，二再二密催化剂塌方。（3） 操作工未能正确及时处理事故，安全意识不强。4、 经验与教训（1） 加强仪表管理、隐患检查和治理工作。（2） 加强职工技术培训，提高职工技术水平，增强安全意识，并经常组织职工进行事故演练，防止同类事故的发生。（3） 整改措施；二再分布板堵孔20%，二再二密藏量自动控制改一密藏量控制半再生滑阀。三、 再生斜管堵塞，流化中断1、 故障经过1997年11月14日14时，某炼油厂RFCC装置反应温度、反应压力大幅下降，开大再生滑阀（滑阀压降正常）情况略有好转，至17时左右，反应温度控制不住，被迫切断进料，停工处理。2、 故障处理反应温度下降后开大再生滑阀，降低进料量，启用提升管事故蒸汽，反应温度稍有回升，再生滑阀关压满量程。结合再生斜管滑阀上方出现大面积红斑，判断再生斜管上方有大面积衬里脱落。堵塞再生滑阀道。密切注意反应温度和压力，全开再生滑阀，至反应温度和压力有回升，再关小再生滑阀，往返操作数次。至17时，催化剂循环量仍然不能满足正常生产的要求，切断进料，紧急停工抢修。3、 原因分析停工打开再生斜管发现斜客内套筒损坏，内衬里大面积脱落，再生斜管入孔内护圈变形脱落，挡在再生滑阀上方，大块衬里堵塞整个通道，催化剂循环受堵。4、 经验与教训对反应系统衬里进行修补，特别是斜管要采用整体的方式，并严格按升温曲线升温烘干，不能心存侥幸，抢工期，影响施工质量，给生产带来隐患。四、 主风机分布管人孔盖掀开1、 事故经过1999年9月6日3时45分，某炼厂催化裂化装置再生器过渡段密度突然下降，密相密度升高，增压机、主风出口管线振动大，三器晃动大，外取热产蒸汽量大幅度波动，当班人员请示值班干部后及时停用外取热器。（1） 停用外取热后，振动稍有减小，但没有根本转变。（2） 根据主风出口压力下降（由240Kpa降至235KPa）、主风分布管压降下降了5.5Kpa（由11Kpa降到4.5KPa）及再生器各温度和密度的突变，判断主风分布管严重损坏。请示厂部后，决定停工。9时切断进料，并开始卸剂。（3） 切断进料后，振动仍燃较大。13时30分左右，当再生器藏量降到45吨以下，再生器晃动才基本停止。（4） 9月8日进再生器检查发现主风分布管人孔盖被吹掉，该人孔上方正对二级旋风分离器的翼阀护罩和舌板被主风吹掉。由于停工及时，未引发次生事故。2、 事故处理两器风分布管人孔盖改为对边缘进行切削开坡口后重新进行堆焊恢复；对外取热汽包蒸汽管焊缝进行着色控伤检查未见异常，内取热管弯管测厚并进行外表检查没发现明显的机械损伤，目测无变形。对反再系统进行了全面的外部检查未发现异常。3、 原因分析主风分布管人孔盖原设计和施工的焊接方法为角焊。焊点承受的拉力很大。在高温和腐蚀状态下易拉裂。4、 经验与教训在处理突发性事故时要正确判断，快速处理，避免事态扩大。五、 气压机喘振，造成再生斜管下料不畅1、 事故经过2000年2月7日9时，某催化装置气压机突然喘振，出口富气量从13.5km3/h左右直线下降，反应压力超高，两器差压增大，造成再生斜管下料不畅，提升管出口温度从512开始缓慢下降，9时27分急剧下降，现场发现大烟囱冒黄烟。2、 事故处理反应岗位投进料自保切断进料，各岗位按紧急停工处理。3、原因分析气压机喘振原因主要为因冬季气温低，气压机入口温度最低至27，造成富气中轻组织分含量较多；另外提升管注入预提升干气1400m3/h,干气组分较轻，C3以下组分占80%，造成气压机喘振。（1） 气压机调速有卡涩现象。（2） 反应岗位放火炬不及时，造成反应压力超高，再生斜管流化失常。（3） 提升管出口温度滞后，热电偶位置取点不合适，造成实际反应温度过低，原料无法进行裂解，引起待生催化剂带油，导致大烟囱冒黄烟。4、经验与教训（1）事故处理不果断。气压机发生喘振时，气压机岗位未能及时开气压机出口放火炬。（2）反应压力超高时，反应岗位未能及时开气压机入口放火炬，控制好反应能力。（3）反应温度取点不合适（于提升管出口粗旋升气孔处），变化速度太慢，处理事故时只注意此点的温度而忽略了对提升管中部温度的观察，造成实际反应温度过低（460）致使切进料不及时，待生催化剂带油。六、待生立管烧坏事故1、事故经过某催化裂化装置采用两段串联再生技术，第一再生器和第二再生器并列，沉降器与一再同轴，一再贫氧再生，二再富氧再生。2001年4月21日，在开工过程中，反再系统升温严格按升温曲线进行，达到拆除大盲板条件，装置开始逐渐关闭待生塞阀和再生滑阀，创造条件给检修人员拆除大油气管线至分馏塔前大盲板。但由于清焦不彻底和操作人员对待生立管个别温度监测不力，待生立管焦炭发生自然，未及时发现处理，造成发生待生立管烧坏。2、事故处理装置停工，修复待生立管7天后恢得生产。3、 原因分析（1） 检修时待生立管清焦不彻底，由于热胀冷缩焦块脱落至待生立管（待生塞阀已关），焦块在待生立管发生自燃引起局部高温，造成待生立管烧坏。（2） 操作人员对待生立管温度监控不力。（3） 待生立管焦炭发生自燃时，未及时发现，通蒸汽降温处理。（4） 没有按时记录沉降器关键部位温度。4、 经验与教训（1） 把好检修质量关，在检修完毕后要检查反再系统清焦是否彻底。（2） 加强职工操作技术培训，提高职工对危害的认识。开工升温阶段，要求按时记录关键部位温度，特别是在沉降器温度急剧变化的时候。七、 待生滑阀阀杆断裂事故1、 事故经过2004年某日零时30分，某炼油厂1.6Mt/a反再高低并列式催化裂化装置反应操作员发现沉降器料上升，一再料位下降，待生滑阀阀位自锁报警。反应操作员将沉降器料位由自控改为手动控制，将输出信息号减小，消除阀位自锁后，发现待生滑阀阀位没有变化，反应操作员立即通知外操去现场进行确认，外操到达现场后与内操联系确认发现待生滑阀阀位没有变化，立即将滑阀改为机械手轮操作，结果阀位仍未变化。班长立即将情况汇报有关人员，经过有关职能部门确认，待生滑阀阀杆断裂，决定装置停工抢修。2、 事故处理装置切断进料后，经检查确认，待生滑阀阀杆已经断裂。更换阀杆后，装置重新组织进料，恢复生产。3、 原因分析（1） 待生滑阀阀道吹扫蒸汽量太大，长时间冲刷易造成阀杆断裂。（2） 待生滑阀阀杆材质不好，质量差，使用年限长，经不起长时间蒸汽吹扫和催化剂的磨损。4、 经验与教训（1） 将待生滑阀阀道吹扫蒸汽孔板直径由15mm改为10mm，减少蒸汽量。（2） 阀道吹扫蒸汽为24小时不断吹扫，改为每班定时、定量吹扫。（3） 待生滑阀阀道吹扫蒸汽孔板副线用盲板盲死关，禁止使用副线阀吹扫阀杆和阀道。八、 三旋单管堵塞事故1、事故经过某炼油厂1.6Mt/a催化裂化装置为高低并列二段再生，一再烟气经旋风分离器后，进入三级旋风分离器，出口进入烟机回收能量，二再烟气去余热锅炉回收能量。三级旋风分离器于1999年大修时因为原VERII型分离单管分离效果差，更换为PSC250型立式单管，2004年3月装置MIP改造后，于2004年4月26日开工，至2005年4月份发现三旋工况呈逐渐趋差。5月13日由于积附的催化剂局部脱落和叶片不均匀磨损破坏了转子的动平衡，从而引起烟机振动的上升导致烟机振动高停机一次。检修后烟机5月16日开机。烟机再次出现振动上升现象。同时激光粒度仪浓度不断升高，超过200mg/m3,三旋出口烟气采样手工分析数据，连续多次10µm以上筛分达15%（体积）（指标3%（体积）；三旋储罐各测点温度缓慢下降至500以下。三旋至储罐的压降达到了0.129Mpa。6月24日临界喷嘴前带压开孔后排放发现，三旋泄气量较小。7月2日三旋筒体段（隔板下）开孔测压为0.012Mpa，推测三旋单管堵可能性较大，在经过综合考虑后于8月21日停工对三旋进行检修。2、事故处理停工后检查情况，在检修过程对一再旋分、三旋和烟机等进行了第一时间的检查，检查结果如下：一再旋分料腿畅通，入口衬里保持较好；三旋48根单管，只有一根畅通，其余47根全部堵死（见图1-1）；四旋料腿畅通，三旋筒体大灰斗和三旋储罐无异物堵塞。检查烟机情况，二级动叶冲刷严重，动叶上黏附有较多催化剂，静叶部位有较厚的焦炭。从三旋单管堵塞的情况看，三旋单管底部的喇叭口为催化剂粉未，较酥松，而喇叭口上的锥体则为呈螺旋形的结焦物，较结实，单管锥体左右侧部位的切口也全部堵死。用人工对上述部位进行疏通。三旋工况的好坏在一定程度上取决于排尘管、排尘口泄料的顺畅和排气管气流的影响，要减少单管间窜流返混。三旋的操作弹性大，性能变化就小。由于单管在运行中可能压降存在差异，会造成排尘口压力不同，会增加单管间窜流返混的程度，降低三旋的分离效率，大颗粒夹带严重，甚至会造成单管的失效。处理方法如下：将原来单管每侧的两条排尘缝连接在一起，把中间的那块取消，并且开缝高度由原来的70mm修改为约8690mm，即开缝位置从原来排尘缝的上部位置一直开到下部锥体Ø84mm处焊缝下口位置。切割完毕后，修磨切口位置，要求无毛刺；锥体内侧必须打磨干净。3、原因分析（1）装置MIP改造后，一再主风量大幅度上升，从而造成进入三旋单管的烟气量也增加相应幅度，正常操作时，三旋进口总烟气量1652.4Nm3/min。三旋超负荷运行，三旋总压降达到20.2Kpa，单管线速15.1m/s。（2）一再旋风分离器在装置改造时没有更换，一再的旋风分离器的入口线速在2005年1、8月份次标定的算中发现严重超线速。从旋风分离器的工作性能曲线出发，旋风分离器存在一个效率的峰值，在气体流量超过一定程度后，由于颗粒的二次夹带，旋风分离器的效率会产生明显的降低。同时，有研究表明，一级旋分的过高线速，将对催化剂的磨损产生一定影响。（3）装置经过MIPCGP改造后使用了专用催化剂，为了增加丙烯含量，在催化剂设计过程中使用了较高比例的择形分子筛，由此影响到催化剂的物理性能，容易产生细粉，从改造前后的催化剂筛分分析可以得到明确的答复。改造前40µm以下的比例一般在10%以下，而改造后明显增加，达到20%左右（见图1-2）。平衡催化剂细粉含量的增加，必然导致一再烟气中的细粉含量增加，从而导致三旋回收效率下降。同时，细粉含量增加后，由于颗粒之间的静电作用，比较容易吸附，一再烟气中又存在较大含量的水分，因此，这部分催化剂就比较容易在旋分单管和烟机叶片上吸附，然后在高温下烧结或结焦，因此出现了本次三旋单管的堵塞和烟机叶片上的大量催化剂堆积。（3） 催化剂破损与催化剂抗磨损性能还与装置MIPCGP改造后提升管蒸汽用量增加及催化剂经过二反孔线速高加快磨损有关。4、经验与教训（1）加强日常监控措施。为满足烟机入口烟气的指标，需要对三旋的工况进行监控，提前发现三旋可能出现的问题，增加三主旋、四旋、储罐各测量点的报警值。（2）保持高卸剂频率。（3）考虑到二再旋风分离器在装置改造时新更换，效果比较好，比较了二再烧焦与一再温差后，将新鲜剂加入到二再烧焦罐，减少新鲜剂从一再的跑损。（4）提高一再料位至全料位65%，使待生份配管在床层以下，减少待生催化剂的跑损。加强沉降器汽提段的操作，减少待生催化剂的含炭量。（5）联系仪表校准激光粒度仪，保证激光粒度仪能够监测到浓度的波动。同时手工采样保持一周一次的频率进行（采样三旋出入口和三旋回收物样品），与激光粒度仪时行比较。（6）考虑到目前一再旋分和三旋超负荷运行，建议下次大修时，更换一再旋风分离器。解决一再旋分线速过高问题。增加三旋单管数量或更换处理能力大的三旋型号。（7）虽然根据三旋计算结果，三旋下泄气率在正常状况时为3.44%可以满足操作，但是存在操作弹性小，装置稍有波动而系统不能适应，因此操作弹性过小。目前三旋至四旋系统压平衡太合理。建议流程按图1-3修改。将三旋出口直接接到四旋入口，取消三旋出口阀门，取消四旋料腿上的翼阀。图13废催化剂回收流程示意图九、再生器脱气罐衬里脱落造成切断进料1、事故经过2004年5月13日18时，某炼油厂催化装置反应内操突然发现装置再生滑阀下压降低报警，脱气罐料位大幅波动且上升，密度增大，反应温度由490急剧下降，沉降器料位也大幅降低。立即开大再生滑阀，调整两器差压，降低两器压力，并大幅降低处理量，经多次大幅度开关再生滑阀，没法维持生产，18时15分切断进料处理。2、事故处理切断进料后，现场反复大幅开关再生阀，最大达全开状态，于18时45分催化剂循环正常，19时提升管喷油，装置恢复生产。3、原因分析（1）直接原因是：脱气罐衬里质量差导致大块衬里脱落堵塞再生滑阀阀道。（2）间接原因是：再生斜管振动大，导致大块衬里脱落堵塞再生滑阀阀道。4、经验与教训（1）检修确保施工质量。（2）科学制定衬里升恒温曲线，并严格按升温曲线升、恒温。加强两器闭灯热检工作。（3）加强职工培训，对类似事件进行演炼。十、DCS停电故障1、事故经过2004年6月17日，某重油催化装置处于满负荷正常运行时。在18时16分突然操作室内的所有DCS显示器出现黑屏，运行中的装置此时处于无法观察和操作状态。故障出现后班长边指挥班员立即到现场检查装置运行情况，边联系计算机管理人员前来处理。经班员现场检查发现装置的联锁系统没有启动，装置还处于运行状态。2、事故处理由于装置处于满负荷生产状态，但DCS出现显示器全部黑民屏。装置此时就像失去眼睛，处于无法操作状态。同时装置的联锁系统无法启动和DCS显示器黑屏无法迅速恢复情况下。班长做出人为在现场将装置停下来的决定，迅速指挥班员到现场切断反应进料，现场关闭再生滑阀、待生滑阀。将主风切出再生器系统，主风机出口放空。安排专人到分馏塔塔顶监护顶压力协同在现场用气压机入口放火炬控制反应压力。分馏系统和吸收稳定系统按装置紧急停工方案处理，现场监控各塔，容器液位，压力。经过半小时处理后，装置安全停下来。处理过程中没有发生着火和伤人事故。3、原因分析（1）经过调查造成DCS黑屏是由于DCS电源的保护系统出现故障，备用电源又无法接上，导致DCS失电，出现黑屏。（2）计算机维护人员对DCS出现的黑屏现象缺乏处理经验，没有及时将故障排除。（3）DCS的供电保障系统不完善，供电保障系统使用时间长（已使用16年），维护人员没有定期对供电系统进行检查。4、经验与教训（1）立即对该DCS电源的保护系统进行更换，并制定相应的整改措施和应急措施。（2）制定对DCS供电系统进行定期检查的制度，并设专人负责。（3）加强计算机维护人员对事故处理能力的培训。十一、一再、二再差压测量值失灵，一再双动滑阀自动关闭1、故障经过2004年7月30日某炼油厂催化车间反再系统（再生系统为二段再生）出现如下现象：一、二再差压测量无指示，二再压力控制平稳，一再双动滑阀自动关闭，造成操作波动。一再压力上升，一再风量下降，一再料位下降，二再料位上升。再生立管流化也出现波动。2、故障处理（1）操作人员迅速将一、二再差压控制器置手动控制。直接输入失灵前阀位信息值，一再双动滑阀很快打开，并恢复至正常，一再压力、一再料位在较短时间内恢复正常。（2）联系仪表处理现场差压变送器。（3）仪表处理完确认正常后，一、二再差压控制器投自动控制。3、原因分析一、二再关压一次表使用时间长（已使用13年），密封失灵，表头进水导致仪表故障，一次表至控制室信号中断。4、经验与教训（1）故障及时处理，方法得当，未引起操作波动。（2）关键参数的一次仪表到期后必须及时更换。（3）仪表工应认真落实对关键一次表定时检查制度，确保装置的正常运行。十二、滑阀控制系统故障导致滑阀失控1、故障经过某催化装置，两器形式为同高并列，MIP提升管反应器。2005年8月22日出现待生中间滑阀（待生中间滑阀用来控制提升管预汽提段藏量使催化剂进到沉降器汽提段）失控的现象。检查是由于滑阀供电系统引起的，决定新上一组电源单独给滑阀供电，来解决此问题。9月6日新上电源到货做实验检查。9月7日准备将滑阀供电移到新电源上。在未接线前15时10分钟分待生中间滑阀突然全关，造成提升管预汽提段藏量迅速上涨至100%，16时15分待生滑阀又突然失控全关，造成汽提段藏量迅速上涨至90%。故障处理（1）外操人员迅速到现场将待生中间滑阀改成就地控制，用液压手动将阀打开，视氧含量向再生器转剂，操作恢复正常。（2）17时20分仪表将新电源的接线完成，准备和滑阀供电的端子连接。操作员配合进行电源切换，首先将待生滑阀改为就地手轮控制，电源切换后新电源上电压显示为滑阀改为就地手轮控制，电源切换后新电源上电压显示为1.4伏，改中控室控制后待生滑阀正常工作。（3）将待生中间滑阀改为就地手轮控制，电源切换后新电源上电压显示为2.4伏，改中控室制后待生中间滑阀正常工作。（4）最后将再生滑阀改为就地手轮控制，电源切换后新电源上电压显示仍为2.4伏，仪表人员进行调试，调试过程中待生滑阀突然全关，操作人员又快速到现场改就地控制，此时用就地液压手动不能找开滑阀，操作员改手轮控制。（5）仪表现场检查后发现待生滑阀电磁阀故障将其更换。将待生滑阀改投自动控制。19时50分钟经仪表确认后，也将再生滑阀改为中控室手动控制，操作恢复正常。3、原因分析由于滑阀控制系统供电是DCS机柜电源供给的，此电源还供给催化装置的其他AI/AO点的用电，机柜的负载增大，供给滑阀的电压下降，造成电磁阀动作是以上几次滑阀失控的原因。4、经验与教训（1）MIP工艺改造后比原来多增了待生中间滑阀，待生循环滑阀，但电源系统并没有升级。所以发生心个事故。（2）操作员一定要熟练各滑阀操作步骤。出现问题能快速切换到液压手动控制，或现场手轮控制，尽快恢复操作。十三、再生滑阀失灵事故事故经过某蜡油催化装置采用MGD工艺，两器形式为同高并列，常规外提升管反应器。2004年8月31日14时41分，再生滑阀突然关闭，再生藏量迅速上升，再生滑阀压降上升到130Kpa。反应温度大幅下降（从505降低到405以下）。2、事故处理（1）当班操作员立即启用自保硬手操作，切断两器，切断进料，停止汽油回炼。催化装置按紧急停工处理，当班组立即通知车间管理人员，生产调度处及相关单位。（2）事发后迅速联系仪表对再单动滑阀进行检查，校对再生滑阀压降，再生滑阀压降值正常后，15时02分恢复流化时，发现大烟囱冒黄烟，为了安全15时07分再次断两器。增大汽提蒸汽量，将待生剂油气汽提出去。15时30分第二次恢复流化，此次再生滑阀开度较小，避免了再生器超温。处理过程中，在切断进料后，启用提升管开工启支蒸汽；预汽提蒸汽；保证提升管线速。降再生压力稍低于反应压力，维持正差压控制。将烟机入口蝶阀、闸阀关闭，烟机切出系统，反一再系统降压操作，降压主风流量。气压机低速（500r/min）运行。（3）分馏岗位改紧急外甩油浆保证分馏塔底液位不超高，启用冷回流压住分馏塔顶温不大于130。对各段回流进行调整，维持分馏热平衡。稳定岗位停汤油、液化气出装置，改内部三塔循环。（4）16时08分具备进料条件，反应流化正常，反应岗位复进料，时行调整操作。当晚操作恢复正常产品质量合格。3、原因分析经由各部门人员分析，排除人为误动作造成滑阀关闭因素，初步分析可能是DCS信号输送的问题，造成再生滑阀突然关闭。4、经验与教训（1）这次操作恢复后，发现烟机振动值比以前有所上升，主要是烟机切除不果断，今后要完善事故处理原则，只要反再系统切断流化，第一时间内将烟机切除做好保护大机组的任务。（2）当班操作员没有先切断进料，而是切断两器，有几分钟原料进入，使待生剂量带油，导致在恢复流化时，烟囱冒黄烟，给装置带来危险。（3）继续完善事故带预安并加强演练，明确事故处理原则，加强培训力度。提高操作员的处理应急事故的能力。十四、塞阀阀杆断裂故障经过2004年11月8日某炼油厂催化车间反再系统（再生系统为二段再生、一再至二再的催化剂循环量由塞阀控制）出现如下现象：一、二再料位大幅波动，塞阀阀位反馈指示为变化，塞阀阀位输出信息号与阀位反馈信号偏差大报警，现场检查发现寒阀阀杆连接螺栓断裂，阀杆与控制系统脱离，室内仪表失去控制作用。2、故障处理（1）一再料位控制器置手动位置，用提升风量的大小来控制一、二再间的催化剂循环量。（2）适当改变一、二再差压的大小调节催化剂循环量，调节过程中密切注意待生滑阀差压和风机出口压力，确认上述两个工艺参数在合理范围内。3、原因分析（1）塞阀底部流化风环喷嘴磨蚀严重，检修时未及时更换，塞阀阀位周围流化不均匀，造成塞阀径向振动大。（2）调节阀微分时间过大，调节过灵敏，造成塞阀动作频率过快，阀杆连接螺栓疲劳损坏。（3）阀杆连接螺栓质量存在问题。个别螺栓疲劳损坏后没有及时发现。4、经验与教训（1）塞阀作为装置反一再系统中用于控制调节催化剂循环量的关键设备，其所处的地位和作用是很突出的。故操作工在巡回检查中必须对塞阀进行仔细检查，发现问题及时处理。（2）改变调节器的微分时间，优化PID参数使塞阀的振动频率降低。（3）严格把关，确保阀杆连接螺栓的质量。十五、再生滑阀控制系统故障造成装置切断进料事故1、事故经过2005年9月7日23时31分，某MIP提升管反应器的催化装置，再生滑阀突然关闭，造成温度低于450，待生滑阀压降从29Kpa下降到6Kpa，待生滑阀压降低限自保动作，两器切断。启用进料自保切断进料，保持单器流化。2、事故处理（1）反应岗位用放火炬控制反应压力，同时降低再生压力（稍低于反应压力），操作员将两滑阀现场改液压手动控制；分馏系统外甩油浆；稳定系统降压操作；气压机低速运行；余热锅炉切除。（2）9月7日23时45分，手动打开两个单动滑阀建立两器流化，根据再生温度和氧含量给燃烧油，各参数达到进料条件。恢复进料，调整操作参数，逐渐将生产恢复正常。（3）9月8日17时20分，再生滑阀再次突然关闭，反应温度快速降到450以下，操作员启用切断进料自保，用放火炬控制反应压力。由于原料事故旁通进分馏塔的量较大使塔底液面短底液面短时间超高，经过及时的处理，没有造成影响。当日18时15分恢复进料，调整操作参数，直到正常。3、原因分析再和滑阀控制系统（新换的控制系统）出现问题，造成再生滑阀全关。使汽提段藏量下降，造成待生滑阀压降过低使待生滑阀压降低限自保动作。两器切断，手动启用自保切断进料。4、经验与教训（1）操作员在出现此类事故反应一定要快，尽快进行正确判断和处理。（2）操作上要注意，外排油浆一定要快，以防分馏塔液面过高，影响到反应岗位。（3）滑阀的先用和控制系统要配套。十六、再生器二密床料位塌方误操作事故1、事故经过2005年9月20日中午13时03分，某厂催化车间反应内操发现再生器二密床料位塌方（该装置再生为前置烧焦罐CO助燃剂完全再生工艺），料位在很短的时间内从8吨降至2吨，后降至0.9吨，前后只有15秒。处理过程中由于误关外取热器下滑阀，造成催化剂大量堆积外取热器，为维持料位开大外取热器下滑阀导致烧焦罐温度由680降至630，生产波动两小时。2、事故处理（1）内操把再生器压力从设定的210Kpa降至200Kpa，通过烟气小旁路降压，帮助再生器二密床建立料位。（2）关小再生器循环滑阀，慢慢恢复再生器二密床料位。（3）逐步开大外取热器下滑阀，恢复了正常操作。3、原因分析（1）由于该装置正常时通过主风量和再生器循环滑阀开度来控制再生器二密床料位，发生塌方时，想关小再生器循环阀，结果误关了外取热器下滑阀，造成外取热器料位高、密度大，为恢复二密床料位，开大外取热器下滑阀造成烧焦罐温度降至630。（2）为了增加剂油比，烧焦温度控制较低，催化剂外循环量大，取热量大，再生器循环滑阀开度小，中午气温高达35，空气密度小，主风量小造成了催化剂塌方。（3）烟气小旁路动作较慢，再生降压较慢，未起到帮助再生器二密床建立料位的目的。4、经验与教训 （1）当通过改设定值降再生器压力不明显时，可手动打开大旁路降压。（2）当二密床料位急速降低时应保持镇静，防止误动作。（3）烧焦罐料位控制在2026t之间，不能满罐操作，以保证三密床有较高料位。十七、沉降器跑催化剂1、故障经过2005年11月3日11时某炼油厂RFCC装置（装置形式见图1-4），烧焦罐料位下降，烟气固含量测定仪数值却无明显变化，油浆泵电流明显上升，油浆循环量先升后降，油浆采样目测有催化剂沉积，沉降器旋分器压降由9.5Kpa降至8.5Kpa，判断沉降器催化剂跑损。2、故障处理启用提升管事故蒸汽，同时提高预提升蒸汽和预提升干气量，降低反应压力190170Kpa，控制沉降器旋分器压降不小于9Kpa。沉降器罩外锥体松动蒸汽流量1.01.8t/h,降低汽提段二、三级汽提蒸汽43t/h，控制好再生器催化剂料位，启用油浆大排，并向分馏塔底补原料油，置换油浆系统，控制器罩外锥体处温度上升，旋分器降上升，判断沉降器催化剂跑损好转，恢复操作。3、原因分析沉降器罩外锥体处温度变化同沉降器跑催化剂相对应，故分析认为系沉降器旋分器料腿无下料造成。有两种情况可造成旋分器腿无下料。（1）沉降器旋分器升气管焦块脱落阻塞灰斗或料腿所致。（2）沉降器罩外锥体松动蒸汽量小，蒸汽盘管远端无蒸汽流动，（盘管蒸汽南进，测量点在北）造成待生催化剂同部分焦块堆积，罩外溢流口下料不畅，堵住旋分器料腿翼阀打开。4、经验与教训沉降器旋分器升气管加焊防焦块脱落环，防止焦块脱落。沉降器罩外锥体松动蒸汽盘管采用南北两端进气，防止远端无蒸汽流动造成待生催化剂（溢流口）下料不畅。十八、待生滑阀泄漏造成紧急停工事故1、事故经过2005年11月27日14时20分，某厂催化剂装置操作工在日常巡检过程中发现装置待生滑阀盘根出现泄漏，由于漏点不断扩大，被迫于当晚6时切断进料行处理，处理后于11月28日01时30分恢复进料。2、事故处理（1）装置按紧急停工处理，切断进料，系统降压。（2）待生滑阀紧急堵漏。3、原因分析（1）待生滑阀设备老化，强度下降，同时暴露出上周期滑阀检修质量不高。（2）发现待生滑阀盘根泄漏处理不及时，贻误时机。（3）堵漏措施不当，未能阻止泄漏的扩大。4、经验与教训（1）随着装置运行周期增长，设备维护更新应跟上。（2）重要设备的检修质量要加强。（3）重要部位的巡检工作要落实到位，尽可能把事故消灭在萌芽阶段。十九、MIP工艺提升管反应器噎塞故障1、事故经过某催化装置两器为同高并列，再生器为前置烧焦罐，MIP提升管反应器。2006年7月13日7时由于反再系统流化出现波动，造成一反出口温度急速下降，二反藏量起初控制较高在10吨左右（为了降低汽油烯烃含量），由于提升管线速变小，二反藏量迅速上升，很快达到满量程，使提升管压力降快速增加，导致提升管反应器噎塞。反应温度快速下降，引起气压机入口富气量急剧减少，造成气压机喘振。2、事故处理由于提升管噎塞突然发生，等到操作员反应过来，开大外补蒸汽和预汽提蒸汽提高提升管线速阻止噎塞时，已经控制不住，只能关小再生滑阀，降低处理量，由于反应温度下降使气体量减少造成气压机喘振，反应压力只能用气压机入放火炬控制。3、原因分析（1）MIP改造后，操作理念应大幅改变，增加了二反藏量控制点。在加工量较低的情况下，降量或流化异常时，气体量减少使提升管线速下降，并造成二反藏量大幅上升，如果不及时地给入外补蒸汽或提高提升管提升干气和蒸汽量提高线速，就会使提升管总压力降迅速升高，导致提升管噎塞的现象发生。（2）为了降低汽油烯烃含量，二反藏量控制在较高的范围上，提升管总压力降比较高，在操作波动时增大了提升管噎塞的可能性。4、经验与教训（1）MIP改造后，操作员的操作意识还有待提高。新工艺操作方法有待于摸索。（2）出现二反藏量大幅上升和提升管总压力降升高的现象时，应及时地给人外补蒸汽或提高预提升干气量和预提升蒸汽量来提高提升管线速，并迅速手动关小（或关闭）待生循环滑阀，保证二反藏量处于可控范围内，保持提升管的总压力降不要超高，确保流化正常。第二部分分离系统一、碱罐爆炸1、事故经过1987年1月6日，某催化装置废碱罐作梯子移位处理。安全员对现场详细检查后，开出火票。当日10时开始动火，在火焊切割梯子上下支撑点时，没有发现什么异常情况，11时05分左右，当电焊焊接中部支撑点时，罐体发生摆动，随即发出一声巨响，罐体发生爆炸。幸好无人员伤亡。2、原因分析（1）退碱进可能夹带有少量汽油随碱渣一起排入碱罐中，与废碱渣上部浮有的泡沫混为一体，浮在碱液表面，形成厚厚的一层。当电焊焊接到中部支点时，正是该泡沫层所在位置，在焊接高温作用下，汽油大量汽化，形成可燃性气体，当浓度达到爆炸下限时，引起碱罐爆炸。（2）安全员按一级火票开出火票，但未坚持请安全科审批，出未请车间领导检查，就同意动火，对产生爆炸性气体估计错误。（3）对设备内介质成分不了解。3、经验与教训（1）安全员一定严格安用火制度允许动火，不得违章。（2）容器必须经过用盲板隔离，水洗、蒸汽吹扫足够时间，化验分析数据合格方可动火。二、分馏塔底液面满导致再生器超温切断进料事故1、事故经过1990年4月8日，某炼油厂1.2Mt/a反再高低并列式催化裂化装置由蜡油催化改变为重油催化后第一次开工，装置于14时提升管喷油后，操作人员调整操作，生产趋向平稳。19时操作人员发现沉降器压力上升，同时发现反再器压力倒挂、再生器温度急剧上升，操作人员立即降掺渣量和处理量，但第一再生器、第二再生器温度继续迅速上升