乙烯装置事故案例._采气厂典型事故案例

乙烯装置事故案例.由刀豆文库小编整理，希望给你工作、学习、生活带来方便，猜你可能喜欢“采气厂典型事故案例”。

案例1 锅炉给水调节阀故障导致全装置停车 事故经过：

2001 年5 月12 日20 时11 分，某装置室内操作人员发现BA-106 炉汽包液位高报（LICA10601 PV=73.1%），当时液面调节阀处于自动调节状态。20 时14 分，汽包液面高高 报（LICA10601 PV=80.2%），当班人员立即现场确认汽包液面，同时室内发现锅炉给水流量 达到32455.3KG/H，仪表状态开路。20 时16 分，汽包液面105.9%，现场发现汽包玻璃板液 面100%，锅炉给水进料调节阀现场全开。在当班人员现场关闭该阀下游阀的过程中，BA-106 出口高压蒸汽温度下降。20 时28 分，室内人员发现丙烯压缩机（GB-501）和裂解气压缩机（GB-201）的驱动透平（GT-501 /GT-201）轴位移上升。20 时31 分，GT-201 轴位移联锁停

车。20 时32 分，GT-501 轴位移联锁停车。GB-501 停车后，乙烯制冷压缩机（GB-601）及 分离系统相继停车。21 时40 分，新、老区裂解炉全部停止进料。原因分析：

BA-106 炉锅炉给水调节阀FCV-106-26 阀门信号线发生故障，引起汽包液面满，SS 蒸 汽带水，导致总管SS 温度降低，致使GT-501 /GT-201 轴位移高联锁停车。整改措施：

1、加强联锁管理，投用新裂解炉全部联锁。

2、加强职工培训，提高职工应急应变处理能力。

点评：裂解炉、大型压缩机组等关键设备的联锁保护是确保装置安全生产，避免发生设 备事故的重要屏障。特别是一些新上、改造的设备在联锁保护的设计上更为完善，也更趋 复杂，一定要在深入研究、仔细领会其联锁设计意图的基础上，认真执行联锁管理制度、程序，坚持对联锁的严格管理。可考虑设计上在SS 总管适当位置设置温度监测点。

案例2 汽包出口挡板变形引起对流段盘管烧坏 事故经过：

2003 年5 月13 日，某装置6#裂解炉升温至高备状态，7：00 内操人员发现SS 温度持

续升高，加大减温水量也无济于事，SS 持续升高至裂解炉联锁。炉子联锁后，SS 温度仍上 升，7：40 炉子出现爆破声并有明火，随即全部切断炉子，灭火。随后订购炉管、更换损坏 的裂解炉炉管和SS 管线。7 月14 日在对裂解炉缓慢升温过程中，发现SS 没流量，紧急将 裂解炉6#降温处理。原因分析：

经打开汽包彻底检查后认为，造成SS 管线损坏的原因是：炉子停车过程，操作不当，造成由于裂解炉汽包SS 出口挡板变形，导致出口受阻，造成SS 流量瞬间下降，在管子保护 介质没有的情况下，加上炉膛温度过高，SS 管线温度上升。而SS 测温点因在裂解炉外部却 不能正确指示其温升，达联锁温度后，SS 管线已承受较长时间的高温，超过材质的限制而 爆管。SS 管线爆管后，大量减温水外漏，喷射到原料管线上，导致高达670℃的原料管线突 然收缩而破裂。炉子联锁后，由于炉管破裂，压力下降，以至于从裂解气大阀泄漏的裂解气倒串进入对流段炉管中，与空气混合后在高温下发生爆炸而损坏，爆管后的裂解气进入对流 段导致对流段着火。整改措施：

1、检修期间，应加大对各设备的检查力度，特别是对平时不注意的死角部分更应加 以重视；

2、加强操作法培训，严格执行操作规程；

3、提高操作人员处理事故的应急能力、判断能力，使损失减少到最低程度。

点评：裂解炉发生炉管干烧或汽包干锅，导致设备严重受损。为避免此类事故的发生，一方面对炉子的各种操作要严格执行操作规程，同时加强现场巡检，以便及早发现和处理 仪表、设备及管线方面出现的故障，迅速采取应对措施；另一方面要强化对仪表、设备的 日常维护管理。一旦出现这类事故，必须待降温后，方可恢复供水

案例3 换热器腐蚀内漏导致稀释蒸汽带油 事故经过：

2002 年8 月23 日15 时，某装置稀释蒸汽发生器（EA-118）内漏，DS 发生系统带油, 严重影响装置安全生产。8 月24 日10 时38 分，6#裂解炉（BA106）第四组辐射段炉管发生断裂，造成此台裂解炉紧急停车、抢修。于9 月7 日BA106 恢复正常生产。在设备清洗后检 查发现，换热器管束表面有腐蚀痕迹，并且管束有减薄现象。月23 日20 时46 分，BA106 的废热锅炉（TLE）D 组出口温度升高，现场灭D 组相对 应的侧壁火咀，以使TLE 出口温度有所降低。8 月24 日10 时31 分BA106 冒黑烟，辐射段 炉管发生断裂。10 时38 分BA106 按PB 紧急停车，并将裂解气切出系统。停炉后，经领导 研究决定，先对BA106 进行清焦，并制定了在慢提空气量的情况下，长时间低温清焦方案，以保证炉管安全。8 月25 日1 时30 分BA106 开始清焦，通空气。8 月26 日20 时BA106 清 焦结束，裂解炉开始降温。8 月27 日8 时BA106 打开炉门，发现BA106D 组辐射段炉管断裂，C 组中半组弯曲。8 月27 日14 时TLEA、B、C、D 打开，对TLE 进行检查，发现TLE D 上有 大块焦片，并且TLEA 有两根发生泄漏。拆四组DS 进料阀，发现第四组DS 进料阀完全堵塞。8 月27 日至9 月1 日，更换BA106 炉管，对TLE 进行修复和水力清焦。9 月1 日6 时41 分 启引风机，BA106 开始升温（07 时05 分），9 月2 日02 时BA106 至高备状态。在巡检中发 现C 组中有两根辐射段炉管发红。经领导研究决定，对BA106 进行再次清焦（16 时35 分）。9 月2 日22 时41 分BA106 第四组进料文丘里前管线发生爆管（在烧焦过程中）。9 月3 日 BA106 开始降温。对BA-106 检查中发现对流段炉管有一根出现漏点。9 月4 日换BA-106 对流段炉管。9 月7 日7 时46 分22 秒BA106 修复后，开始升温。9 月8 日10 时BA106 投料，恢复正常生产。原因分析：

1、因碱液中含杂质较多，碱泵过滤网堵塞，注碱量产生波动，使水系统PH 波动，造成 EA－118 水侧腐蚀。

2、DS 带油，加剧炉管及TLE 的结焦。

3、BA106 的DS 管线处于DS 总管的末端，DS 中的急冷油都积聚在DS 管末端，导致BA106 第四组DS 中存有大量急冷油，造成管线严重堵塞，直至DS 中断，导致BA106 辐射段炉管发 生断裂。

4、对流段管线吹扫不干净，残存的急冷油在空气烧焦时，释放大量的热量，不能及时 排出，导致BA106 对流段盘管断裂。整改措施：

1、严格控制PH 值，避免工艺水系统设备发生腐蚀。

2、对稀释蒸汽中油含量进行监测，及时发现设备内漏。

3、对稀释蒸汽发生器及其汽包定期排污。

9.4 裂解气压缩机系统

案例4投丙烯精馏塔时操作不当引发裂解气压缩机高液位联锁 事故经过：

1996 年4 月7 日19：30，某装置丙烯精馏塔塔顶冷凝器（EA425C）检修后投用，19： 40 分离至现场投用EA425C，19：44 左右，丙烯精馏塔（DA406）超压联锁。急冷调整急冷 水塔（DA104）操作，塔顶温度上升到46℃。19：51 左右，裂解气压缩机（GB201）一段吸 入罐（FA201）高液位报警。19:52 左右，GB201 高液位联锁停车。原因分析：

1、投用EA425 时，错误地先投丙烯，后投冷却水，造成EA425A/B 丙烯短路，DA406 超压联锁，丙烯精馏塔塔釜再沸器（EA424A/B）切断急冷水，造成急冷波动。

2、DA104 塔出现波动后，调整幅度过大，造成QW 大量夹带到FA201，GB201 高液位联 锁停车。整改措施：

1、丙烯精馏塔在投用冷凝器时，要严格执行操作规程，并加强与急冷岗位的联系。

2、急冷系统调整时，要尽可能平稳。

点评：裂解气压缩机因段间罐液位高发生联锁停车的案例比较多，特别是在装置开车 过程中更为多见。该系统的烃、水相与上、下游多个工序发生联系，其精心操作以及不同 岗位之间的密切协同是避免发生高液位联锁停车的关键。

案例湿5火炬罐返料时调整不及时引发裂解气压缩机高液位联锁 事故经过：

1998 年2 月14 日1 时53 分，某装置由于裂解气压缩机段间吸入罐（FA205）液位超高，导致裂解气压缩机（GB201）联锁停车。月14 日凌晨，加氢单元当班人员发现湿火炬罐已经满液位。为防止出现火炬下“火 雨”现象, 0 时43 分启动湿火炬泵(U-GA701)，将湿火炬罐内物料送回急冷水塔（DA103）塔。0 时55 分，凝液汽提塔(DA202)液位上升，压缩人员通过降低DA202 再沸量，开大低 压脱丙烷塔(DA404)进料调节阀进行调节。1 时10 分，DA202 塔液位满，为了防止造成分离 丙烯不合格，操作人员逐渐提高DA202 塔再沸量，降低DA202 液位，塔顶返回至FA205 的量 逐渐增大，FA205 液位一直上涨，最后罐内满液位，造成GB201 联锁停车。原因分析：

此次事故直接原因是在裂解炉负荷没有过大变化的前提下，由于湿火炬罐内物料返回 DA103，导致FA205 液位过高。当时湿火炬罐内物料基本上都是C4 s 组分。因FA205 中液体 C4 s 量过多，在FA205 中积存，最终造成压缩机高液位联锁停车。由于C4 s以设计值的170%的量进入到系统内，但操作人员对它的调整仍局限于正常操作 状态时的调整方法，因此外采量有限，导致FA205 积液而使GB201 联锁停车。整改措施：

涉及操作调整时，相关工序之间要加强联系。案例6冷区倒液窜入裂解气压缩机吸入罐导致高液位联锁 事故经过：

1992 年4 月28 日16 时20 分，某装置裂解压缩机四段吸入罐液位上升较快，内、外操 一起调整，但液位继续上升，裂解气压缩机（GB-201）高液位联锁停车。于17 时恢复运行，22 时乙烯合格。原因分析：

冷区操作工经验不足，在裂解气干燥器（FA-209）向急冷水塔（DA-104）倒液时，将倒 液阀开得过大，由于压缩机四段吸入罐（FA-205）凝液送出与在裂解气干燥器倒液使用同一 条管线，FA-205 的凝液不但排不出去，而且窜入的液体在罐内闪蒸，使该罐温度在3 分钟 内下降了4℃，增加了裂解气的冷凝量，加快了液位上升速度，最终导致GB-201 高液位联 锁停车。整改措施：

1、裂解气干燥器倒液时，阀门开度要合适；

2、冷区倒液时，加强与急冷、压缩等相关岗位的联系；

3、单独上一条管线，将裂解气干燥器液体返急冷水塔；

案例7负荷变化时调整不当引发裂解气压缩机高液位联锁 事故经过：

1999 年1 月8 日10 时，某装置新区投用BA-1102 时，四段吸入罐（FA-1205）、五段吸 入罐（FA1206）液位出现较大波动，班组人员将液位控制阀LCV-1218、1219、1216 打手动 全开，然后，随液位下降慢慢将FA1206 罐汽油排出阀（LCV-1218）全关，因BA-1102 刚投 用，系统处调整阶段，操作人员未将LIC-1218 投自动。13：50，FA-1206 液位LSHH-1218A、B 同时报警，裂解气压缩机（GB-1201）联锁停车。恢复开车过程中，操作人员在排放FA-1206 中液体时，倒淋阀开度过大，大量汽油及裂解气排出，险些造成重大恶性事故。40 分钟后 装置恢复正常。原因分析：

1、操作人员经验不足，责任心不强，LIC-1218 打手动全关后，未密切监控，又未及时 切回自动，导致FA-1206 液位超高。

2、裂解炉投油，负荷增加，裂解气量波动较大，压缩工序调整没有及时跟上。整改措施：

正常操作中，尽量将仪表投自动控制，不得已手动时，操作人员应密切监控。

案例5 蒸汽管网压力波动导致压缩机瓦温高联锁 事故经过：

1996 年11 月5 日9 时54 分，某装置界区外高压蒸汽HS 压力PC1301 突然上升，透平 抽汽压力PI－1311 上升，抽汽流量FI－1314 减少，透平的轴温TI－2054 也升高。9 时55 分，界区处压力3.2MPa 上升到3.87MPa，透平抽气流量由正常的16t/h 降为0t/h，轴温由 正常70℃左右上升到130℃，透平因止推轴瓦温度高而联锁停车。此次事故造成乙烯装置停 车15 天，打开压缩机透平大盖取出转子修磨推力盘，更换推力瓦。原因分析：

界区处HS 压力上升，装置内HS 管网压力上升，透平背压随之升高，导致透平抽汽流量 快速下降，透平轴向力不平衡，轴位移超量，推力盘与止推轴承摩擦，轴瓦温度升高，联锁 停车。整改措施：

1、对轴位移联锁动作进行改进：报警、联锁时间由原设计的延时3 秒分别减少到0.5 秒和1 秒，并将“ABNOR”状态送入联锁执行机构，使其在“ABNOR”状态下能联锁停车，排 除故障前不能再启动。

2、对蒸汽管网控制系统进行改进：对HS 压力实行单独控制，HS 快速升高时能及时放 空，避免损坏透平；将界区处的HS、MS 压力信号引入装置DCS，以便及时调节。

案例8切换润滑油泵时裂解气压缩机油压低联锁 事故经过：

2001 年3 月19 日14：30 左右，某装置操作工在检查油系统运行正常的情况下，按正 常操作程序切换，启动备用泵，启动后发现管路有较大的振动和噪音，立即对油系统检查，发现主油泵已跳闸，同时，裂解气压缩机（Y-1300）油压低联锁跳车。于是赶紧启动主油泵，系统进行调整，作开车准备，14：50，Y-1300 机组暖机升速，恢复正常。原因分析：

启动备用油泵，由于自励阀（PCVl351）动作滞后，油路压力升高，自励阀突然打开，油压骤降，主油泵透平超速跳闸。此时自励阀应马上回关平衡油系统压力，但由于自励阀动 作滞后，造成油系统瞬间压力低，Y-1300 机组联锁停车。整改措施：

1、要调整好自励阀阻尼，避免油压出现波动时，阀门动作滞后，跟踪不及时，造成机 组联锁停车。

2、检修时，注意检查自励阀膜片是否老化。

3、应在油路系统中加装蓄压器。

点评：润滑油系统出现故障，特别是在主、辅油泵切换操作时，导致的压缩机组联锁 停车较多，对该系统的日常检查、维护很重要。

案例9 裂解气压缩机润滑油压力低联锁后操作不当导致全装置停车 事故经过：

2000 年8 月6 日20：00，某装置裂解气压缩机（GB-201）润滑油压力低联锁停车，20：30 仪表检查联锁，发现与实际存在偏差，油泵没有问题，准备立即恢复。22：30 GB-201 开车。向后系统进料过程中，由于五段出口放火炬阀（PIC-204）关闭过快，造成冷箱系统 波动，乙烯制冷压缩机（GB-601）入口压力高，出口压力超高，23：00 联锁停车。GB-601 恢复开车后，向后系统送料。7 日4：50 分，丙烯压缩机（GB-501）的四段吸入罐（FA-504）液面低，喷淋液体供应不上，致使GB-501 二段出口温度超高，联锁停车，系统全部停车。原因分析：

车间职工日常培训不够，应变能力较差，致使开车过程中大型机组出现两次不应有的 联锁停车，使本来局部停车现象变为全部停车事故。整改措施：

加强职工培训，提高事故分析能力和事故应急处理能力

案例10投用润滑油备用冷却器时操作不当造成透平推力轴承损坏 事故经过：

1998 年7 月2 日16 时，某装置由于工艺气压缩机润滑油温度过高，将压缩机润滑油冷 却器（E－252A/B）同时投用，在投用备用冷却器时没有排气，导致润滑油中带气，汽轮机 转速12500rpm 左右，瞬时断油，造成汽轮机推力轴承损坏。由于推力轴承起到平衡汽轮机 转子轴向力的作用，巨大的轴向力加剧推力轴承的磨损，至17 点45 分手动停机，推力轴承 平衡盘磨损4mm 厚度，汽封、油封严重磨损，装置停工3 天。原因分析：

操作工在投用备用冷却器时未严格执行操作规程，造成润滑油系统瞬间断油，致使汽轮 机推力轴承严重损坏。整改措施：

要严格工艺操作规程，润滑油冷却器投用及切换时必须排气。

案例11碱洗不合格导致碳二加氢催化剂硫化氢中毒 事故经过：（为什么采用非国际单位制的“ml/m3” ？）

1994 年5 月6 日1：00 起，某装置碳二加氢反应器DC-401A 床层温度开始下降，至5： 00, 反应器出口在线分析AR-4011 所指示的乙炔浓度1ml/m（3ppm），判断为刻度表指示不准。6：00 发现乙烯精馏塔DA-402 塔压上升，7:00，DC-401A、C 均无温升，判断为硫化氢中毒。7：40 以后，加大了碱洗塔的补碱量，碱泵GA-205A、B 两台运行，开补碱调节阀FCV-249 的旁通阀。加样分析碱洗塔塔顶裂解气S-231 的洗合格，分离加紧对DC-401B 的置换、干燥 工作，至9：00 将DC-401B 切入，DC-401A 切出，注入氢气，入口温度为TRCA-405 控制在 31℃，至9：37，DC-401B 上部床层温度TUI-417 为29℃，中部TUI-418 为49℃,下部TUI-419 为80℃，出口TUI-420 为77℃，当时还没有注入粗氢，这说明该台反应器催化剂活性不够，已经中毒，9：40 立即将反应器由B 切回至A 台，并投用开工换热器EA-454，切断DA-401 与DA-402 之间的联系，分析裂解气干燥器出口S-271 中硫化氢浓度为20 ml/m3，分析碱洗 塔塔顶S-231 的硫化氢浓度为l ml/m3，分析碳二加氢反应器入口S-411 中的硫化氢浓度为 20 ml/m3，此时可以认为系统内仍存有大量的硫化氢，硫化氢是强极性分子，其极易被裂解 气干燥器FA209A 内的分子筛吸收，当裂解气中硫化氢超标时，硫化氢被分子筛吸附，但8： 00 以后裂解气中硫化氢≤1ml/m3 时,裂解气经过FA-209A 后，被分子筛吸附的硫化氢脱附 出，所以造成了FA-209A 后的硫化氢达到20 ml/m3。10：00 加紧对FA-209B 的降温，于11： 00 将FA-209 由A 切至B 运行，再取样分析S-271 硫化氢≤1 ml/m3，S-231 硫化氢≤1 ml/m3，但S-411 硫化氢20 ml/m3，12：30，开EA-454 旁通大阀，13：00 分析绿油洗涤塔顶S-402 硫化氢为5 ml/m3，将PV401-2 排放火炬置换DC-401 入口管线后，分析S-411 硫化氢2 ml/m3，13：00 将DC-401 再由A 切至B 台运行，此时分析S-411 硫化氢5 ml/m3，便立即切出DC-401C，反应器出口乙炔于14：20 合格。FA-209 切换以后S-411 硫化氢仍然超的原因是：DC-401A、C 仍然在线，催化剂以前也吸附了大量的硫化氢，在进料中硫化氢合格时，催化剂将所吸附 的硫化氢脱附出来，随着碳二物料进入EA-454 部分冷凝，进入绿油洗涤塔DA-408 回流到 DA-401，硫化氢进入碳二气相从而使S-411 硫化氢超标。当EA-454 旁通大阀打开以后，物 料不经过DC-401C,故其吸附的硫化氢也无从脱附，所以13：00 分析S-402 硫化氢5 ml/m3。13：30 切入DC-401B,反应器B、C 运行时，S-411 硫化氢又上升到5 ml/m3，是因为DC-401C 在线，仍然在脱附以前吸附的硫化氢。15：30 分析乙烯精馏塔乙烯产品馏出口S-424 中硫 化氢≤1 ml/m3，乙烯精馏塔釜S-422 硫化氢>50 ml/m3，且11：20 分析脱乙烷塔釜S-401 中硫化氢≤1 ml/m3，这说明硫化氢可以用精馏的方法来分离，且其挥发度与乙烷相似，比 乙烯的挥发度小。原因分析：

分析数据不准；碱洗系统内黄油较多，油硫乳化，严重降低其对酸性气体的吸收效果； 碱洗塔DA-203 改造成填料塔以后，塔内的持碱量大幅度减少，操作弹性减小；乙醇胺系统 吸收剂更换为N-甲基二乙醇胺后，对硫化氢的吸收率明显降低，一般在40％左右，碱洗塔 长期超负荷。

整改措施：

1、增加对碱的分析频次；

2、规定最小补碱量为碱洗塔入口硫化氢浓度(ml/m3)×2kg/h；

3、如在一个班内发现反应器床层温度下降≥5℃，必须立即对系统进行检查、调整。点评：裂解气碱洗不合格，导致下游碳二加氢催化剂H2S 中毒或乙烯产品C02 含量超

标。要严格碱洗塔的操作，特别是在装置运行负荷出现比较大的调整、裂解炉切换原料或 原料质量出现比较大的波动、裂解炉进行切换及烧焦操作时，要密切监控进、出碱洗塔裂 解气中酸性气体的含量，及时地对碱洗塔的操作进行相应的调整，确保碱洗合格。

案例12 碱洗不合格导致乙烯产品CO2 超标 事故经过：

1998 年3 月19 日0：30，某装置碱洗塔(DA203)出口裂解气中的CO2 超标，操作人员

未及时发现，使CO2 带入后系统，导致乙烯产品中CO2 超标，乙烯产品不合格72.5 小时。经过调整碱洗塔(DA203)配碱浓度，同时对乙烯精馏塔(DA402)进行置换，将不合格乙烯置换 到不合格乙烯罐中，再将不合格乙烯回炼。原因分析：

碱洗段上段碱浓度不够，造成裂解气中的CO2 超标。整改措施：

1、应加强分析控制点的监控；

2、确保配碱量及碱浓度达到规定要求；

3、加强乙烯产品在线分析仪表的维护。

案例13 黄油抑制剂加注系统设计问题引发碱洗塔强碱循环线泄漏 事故经过：

2002 年1 月28 日，某装置碱洗塔强碱循环线黄油抑制剂注入点管线接缘处出现砂眼

泄漏，当时对漏点采取上夹具注胶堵漏处理。2 月14 日16 时47 分，夹具处出现泄漏并增 大，在往夹具注胶至较大压力时抑制剂管线失效断裂，裂解气压缩机被迫停车处理漏点。到 20 时5 分，裂解气压缩机开车，系统逐渐恢复正常。原因分析：

1、黄油抑制剂注入点出现电化腐蚀。

碳钢管在黄油抑制剂和碱液的电位差高达400mv，若碳钢管同时处于这两种溶液中，在碱液中的部位由于电位低而成为阳极发生腐蚀反应，在黄油抑制剂药剂中的部位成为阴极发生还原反应，形成腐蚀电池，发生强烈的电化学腐蚀。

2、原设计造材有误

碳钢管在黄油抑制剂和碱液两种溶液同时存在的环境下会形成的强烈的电化学腐蚀，而不锈钢在这两种溶液中则无腐蚀现象。

3、黄油抑制剂对碳钢在碱液中形成的钝化膜有强烈的破坏作用

碳钢在碱液中会形成钝化膜，由于钝化膜的存在，防止了碳钢在碱液中的进一步腐蚀。试验表明，黄油抑制剂药剂溶液对碳钢在碱液中形成的钝化膜有强烈的破坏作用。在实际操 作过程中，因为强碱循环泵是一台计量泵，而黄油抑制剂注入泵性能极不稳定，经常出现故 障，黄油抑制剂注入压力不均匀，在碱液管线与抑制剂管线交界处，碱液与黄油抑制剂溶液 交替覆盖管内壁，管壁被碱液腐蚀生成钝化膜，钝化膜被抑制剂破坏，之后管壁再被碱液腐 蚀，如此反复进行，最终黄油抑制剂注入管线接缘处腐蚀穿孔。整改措施：

1、为防止再次发生腐蚀破坏，将抑制剂注入系统的碳钢管更换为0Cr18Ni9Ti 不锈钢 管。

2、加强管线的测厚检查。

3、改造注入点，将原注入点由强碱循环泵出口改到泵入口，确保抑制剂注入系统后混 合充分，消除电化腐蚀。

案例14裂解气干燥不合格导致高压脱丙烷塔冻堵 事故经过：

1997 年11 月10 日，某装置前脱丙烷系统的高压脱丙烷塔出现冻堵，大量C4 组份上移，进入前加氢反应器，造成床层温度上升，引发碳二加氢系统联锁（SD-1）动作，乙烯产品不 合格6 小时。事故发生后采取的措施有：（1）减小了高压脱丙烷塔进料量。（2）在高压脱丙 烷塔冻堵部位注入甲醇。（3）冻堵消除后，高压脱丙烷塔运行状况好转，塔顶C4 组份正常 后，前加氢反应器开车。原因分析：

气、液相干燥器干燥剂流失，出口脱水不合格造成高压脱丙烷塔冻堵。整改措施：

1、加强对裂解气气液分离罐的监控，防止液位过高，气相带液。

2、加强对干燥器的管理，确保干燥器的干燥效果。

9.5 制冷压缩机系统

案例15油滤器滤芯压扁导致制冷压缩机润滑油压力低联锁 事故经过：

2001 年5 月7 日19 时10 分，某装置丙烯压缩机（GB501）油泵出口压力PA5001 低报 警，油气压差PDI5010 高报警，1 9 时26 分57 秒，GB501 油滤器压差PDA5002 高报警，操

作人员立即切换油过滤器，由于前后压差太大，未能切换成功。19 时39 分，GB501 控制油 PA5003 压力低报警；19 时43 分，润滑油总管压力过低导致乙烯制冷压缩机（GB601）和GB501 联锁停车。停车后，用钢管加长阀杆，增加力臂，才将油滤器切换过来。油压稳定后，19 时58 分GB501 开车。原因分析：

滤芯严重压扁，使GB501 油滤器压差升高，造成润滑油管网压力低，最终导致GB501、GB601 联锁停车。整改措施：

定期分析润滑油的质量；定期更换油滤器的滤芯；把好设备质量关。

案例16 乙烯制冷压缩机浮环密封漏油 事故经过：

1985 年7 月27 日，某装置脱甲烷塔（T-301）系统不正常，乙烯不合格。从T-301 塔顶冷凝器（E-308）排出大量润滑油，脱甲烷塔进料冷却器NO.4（E-304）也有油排出。乙

烯制冷压缩机（C-401）停机后，系统用氮气吹扫，对压缩机开缸检查，发现浮环密封的梳 齿间隙大，而且不圆，最大为0.67mm/m，实际不能超过0.35mm/m。更换新的梳齿密封后开 车，情况良好。原因分析：

乙烯制冷压缩机浮环密封漏油。整改措施：

1、润滑油液面异常下降时，应及时查找原因。

2、加强对压缩机的检修力度。

9.6 分离冷区

案例17施工动火遇乙烯产品蒸发器泄漏气发生着火事故 事故经过：

2002 年7 月23 日10 点20 分左右，某装置因冷区冷却水管线动火时火星落下，引燃高 压乙烯产品蒸发器（EA-444 A），造成冷区着火，在报“119”警同时，老区作紧急停车处理，出于安全方面考虑，十分钟后，新区也紧急着全面停车。8 月10 日，老区完成抢修，投料 开车。原因分析：

1、对施工动火现场安全防范措施不到位，现场安全监督不力。

2、对高压乙烯事故蒸发器（EA-444A）区域的危险性认识不足。

3、高压乙烯产品蒸发器（EA-444A）工作条件苛刻，垫片容易损坏，泄漏出乙烯，焊渣 落在换热器封头泄漏处引起着火。整改措施：

1、对工况条件苛刻的设备严格选材，提高设备安全系数。将乙烯事故蒸发器的封头垫 片更换成密封性能更好的垫片。

2、加强装置运行过程中生产区域尤其是分离冷区动火作业的安全管理，制定严密的事 故应急预案，提高对事故紧急处理能力。

3、可考虑采用水浴式换热器等其它设备型式。

点评：乙烯产品汽化送出系统的蒸发器泄漏，遇现场施工用火或静电火花，发生火灾 的案例在别的装置上也有，但该案例波及的范围和造成的损失大，且更为典型。因此，应 尽可能避免在该系统所在区域内进行动火作业。如果不可避免，则应采取特殊的安全隔离措施。

案例18 绿油影响乙烯干燥器效果导致乙烯精馏塔冻堵 事故经过：

2002 年3 月20 日16 时开始，某装置乙烯精馏塔（DA403）塔压差开始逐渐上升，至21 日2 时30 分，压差升至160kPa。虽然操作人员减回流、加大乙烯采出、加大塔釜采出，效 果仍然不明显。在塔釜温度很低（-20℃）时，采出乙烯仍然不合格（甲烷+乙烷的含量高达 5756 ml/m3）；同时，塔压、塔罐液位等参数也都异常。通过采取注甲醇、降低进料量、加大采出、降低塔压、降低塔罐液位等措施，情况逐步 好转。随着塔压的降低，塔顶温度、塔压差降低，乙烯采出合格，但塔釜液位居高不下，塔 釜温度仍然很低；继续减回流、加大采出，至21 日13 时30 分，塔压差降至正常值。原因分析：

装置挖潜改造时，乙烯干燥器未做改造，处理能力卡边；DC401（乙炔转化器）运行至

末期，绿油产生量增加，且改造后通量增大，绿油在绿油罐中的停留时间短，绿油排放不及 时造成分离不充分，带入乙烯干燥器，进一步影响干燥效果。整改措施：

适当调整乙烯干燥器再生周期；增加绿油排放频次。

案例19脱甲烷塔冻堵 事故经过：

2002 年10 月20 日，某装置检修后开车, 27 日10 时50 分，6＃裂解炉投用，新冷箱投 用。18 时，装置提至满负荷，脱甲烷塔（DA301）压差由正常的22KPa 上升至55KPa 左右，经分析判断为DA-301 冻堵。28 日9 时，停乙烯制冷压缩机（GB601）、甲烷制冷压缩机（GB302）。时，DA301 塔顶温度升温到－70℃以上，由GB302 出口倒淋配临时管线，至DA301 第1 股进料阀（FV314）倒淋处，由进料线向塔内吹热甲烷，塔压差仍很高。29 日4 时，通过热 虹吸线将DA301 塔顶温度升温到－30℃以上,启动GB601、GB302，问题仍未解决。17 时，停 GB601、GB302，配临时管线对DA301 进行氮气升温置换，塔顶温度升至0℃左右。日1 时，DA301 开人孔进行检查，在脱甲烷塔进料罐FA306、FA305 和FA304 进料口 处发现大量水溶纸、海绵、砂轮片等杂物；9 时30 分，系统恢复后开车，压差仍未好转。11 月1 日20 时30 分，装置退料，停裂解气压缩机（GB201）、GB601，分离系统全面停车，配临时氮气管线。氮气由再生气加热器（EA214）处加热后，经FF201 再生线、临时管线，至DA301 的UC 阀处，对DA301 进行热氮气升温（升温速度小于30℃／h，氮气量4000kg/h，塔压小于200Kpa），塔顶温度升至14℃，塔釜温度60℃。同时，对整个深冷系统进行氮气 干燥，至各低点测露点＜－70℃。2 日17 时，装置投料开车。3 日2 时，投新冷箱，4 时装

置提至满负荷，DA301 压差在22KPa 左右，恢复正常运行。原因分析：

DA301 氮气升温过程中，随着塔内温度的升高，氮气露点不断升高。当塔内温度升至0 ℃以上并进行氮气干燥后，重新开车系统恢复正常。可判断水份在DA301 内聚集，造成冻堵。水份的来源是：9 月8 日，GB201 出口温度高联锁停车后恢复开车，出口压力2.3MPa 时，就

向深冷分离系统进料，裂解气中的水含量高，裂解气干燥器（FF201）又处于运行末期，导 致DA301 冻堵，曾采取升温注甲醇的办法解冻。装置10 月份检修后开车，DA301 投用前干 燥时间较短，且未检测露点。整改措施：

1、装置开车时，裂解气压缩机出口压力升至操作规程规定的压力后，方可对裂解气干 燥器充压；干燥器运行末期要注意排液。

2、合理安排干燥器的再生周期，严格按再生曲线进行升、降温。

3、加强对干燥器运行期间出口露点的检测。

点评：深冷系统的冷箱、塔器以及管线发生冻堵，几乎所有的乙烯装置都曾经历过。要严格执行有关的操作规程，特别是检修后开车，深冷系统氮气干燥要彻底，达到规定的 露点要求，尽可能避免设备和管线发生冻堵。

9.7 分离热区

案例20倒空置换不彻底导致脱丁烷塔爆燃 事故经过：

1993 年3 月17 日14 时12 分，某装置分离热区脱丁烷塔抢修中发生塔内爆燃事故，燃 烧的烟火气浪从人孔喷出，将在该塔附近平台上工作的分离工段长，技术员和操作工共4 人燎伤。原因分析：

此次抢修时间安排过紧，塔内倒空置换不彻底。加之塔釜倒空阀堵，造成釜底剩有少量 残留的裂解汽油。在掏装这些残油时，搅动加大了油中轻烃的挥发，使塔内可燃气体含量进 入爆炸极限。塔内C4 低聚物的化学性质极活跃，在日光照射下环境温度30℃以上就可自燃，以往检修时就曾发生过低聚物自燃现象，低聚物自燃成为爆炸的明火源。整改措施：

1、安全第一，不可盲目追求进度，容器交出检修前必须进行彻底的倒空、置换。

2、在分离热区容易生成低聚物的塔器，比如脱丙烷塔、脱丁烷塔和脱戊烷塔的塔顶配 备冷却、灭火用的喷淋水管。

案例21脱丁烷塔聚合物堵塞 事故经过：

某年3 月27 日，某装置脱丁烷塔系统波动，操作难度大，碳四产品质量不稳定，经分 析确认为脱丁烷塔塔盘及再沸器入口格栅聚合物堵塞，造成碳四产品不合格。事故发生后，采用带压接管技术，增加脱丁烷塔反向冲洗线，对脱丁烷塔塔盘及再沸器入口格栅进行冲洗； 为脱丁烷塔增设阻聚剂注入系统。原因分析：

1、脱丁烷塔长周期运行，丁二烯、戊二烯等发生聚合，聚合物积累在塔盘及再沸器入 口格栅处，造成堵塞，导致混合碳四产品中碳五组分含量超标。

2、上游脱丙烷塔波动，聚合物脱落，随物流进入脱丁烷塔，造成脱丁烷塔堵塞。整改措施：

1、定期对再沸器入口格栅进行反向冲洗，以吹散、吹松聚合物。

2、稳定上游脱丙烷塔运行，防止聚合物脱落进入脱丁烷塔。

3、脱丁烷塔更换高效塔盘。

9.8 火炬系统

案例22火炬系统火炬头回火爆炸 事故经过：

1988 年4 月26 日15 时15 分，某装置火炬系统发生了一次火炬头回火爆炸事故，火 炬罐被炸开一条300mm 的裂口，火炬总管有几处管托移位。事故后工艺采取了关火炬长明线 阀断绝可燃气的措施。但因管线太长（千米以上），•在熄火尚未成功以前，又于15 时45 分发生第二次爆炸。原因分析：

此次事故属经验不足，考虑不周所致。本次停车检修属小修，共七天。按计划，火炬

不熄火，供全厂各生产装置轻烃贮罐排放释放气。4 月26 日前装置已交付检修，有几处与 火炬系统相连的设备开口。虽然采取了一些措施，但难免有空气进入。在火炬不熄火的停车 检修方案的制定和执行过程中，对检修中可能发生的安全问题考虑不周，安全防范意识不强，没有采取避免火炬系统进入空气的有效措施，导致爆炸事故发生。整改措施：

1、火炬系统往往牵涉多个用户，与之相关联的系统以及排入火炬的物料来源比较复 杂。为此，必须由生产调度部门统一管理。火炬系统需要检修时，必须由生产调度部门牵头，所有火炬用户参与，严格按程序制定和审查火炬系统的停车检修方案，力求细致、周全。

2、火炬点燃情况下，不允许在火炬管线上开口，防止空气漏入。

3、生产装置停车检修，涉及设备多，难免会有空气进入火炬系统时，火炬必须熄火，并禁止可燃气排入火炬系统。

9.9 公用工程

案例23 水换热器内漏导致循环水水质恶化 事故经过：

2000 年1 月上旬开始，某装置循环水的水质逐渐恶化，COD、异氧菌等主要水质指标 超标，系统滋生大量灰色生物粘泥，沉积在凉水塔布水槽、水冷器换热管束及循环水管网中，严重影响换热效率，生产负荷被迫降到80%维持运行。从2 月份开始，使用“舒而果”（Shur-GO）对系统粘泥进行了为期2 个月共4 个周期 的处理。通过投加“舒而果”以及水稳剂WP-4D、分散剂T-225 等，控制有机膦浓度1.5～ 2.5mg/L，Zn2+1～3mg/L，浓缩倍数2.0～2.5，使换热器粘泥松散、脱落下来，被循环水带走，通过排污不断排出系统，同时，根据部分水冷器循环水流速低，疏松后的粘泥无法带走 的情况，各工艺装置根据换热器压力变化情况，对出、入口适时进行反冲洗。

通过采取上述方法，虽在一定程度上缓解了生产危机，但不足以把系统中的粘泥清洗干 净，根本的解决办法还是要堵住漏点，根除微生物产生的根源。为此，2000 年4 月6 日全 厂停车6 天，对循环水系统进行了大规模的治理，生物粘泥得到清除，循环水的水质明显改 善，系统恢复正常。原因分析：

1、循环水换热器泄漏是生物粘泥产生的主要原因。由于换热器制造质量较差，1999 年 12 月下旬在裂解装置丙烯塔顶冷凝器（E-1555A/B）、丙烯机段间换热器（E-1699A/B/C）的 检修中竟发现有200 多根管泄漏，虽经多次修复仍有泄漏。这次加上一段稳定塔塔顶冷凝器（E-1725）和丁二烯第一精馏塔顶冷凝器（E-2301）的大面积泄漏，加剧了循环水出现乳化 油的现象，结合水中的絮状物，形成深色粘泥，导致水质变黑。粘泥和油垢沉积在凉水塔布 水槽、水冷器换热管束及循环水管网中，严重影响换热效率，迫使装置降低负荷运行甚至停 车。

2、循环水杀菌用药单一。日常投加的非氧化性杀菌剂一直延用低泡沫的JN-2A，细菌 已对其产生抗药性，杀菌效果不明显。

3、循环水系统投用时预膜效果不太理想。整改措施：

1、在大修后系统投用时应进行酸洗，置换合格后，进行预膜处理。

2、正常投用后的强化杀菌，严格控制异氧菌和生物粘泥，防止细菌再次大规模繁殖。

3、强化日常生产管理。一是在保证冷却效果的前提下，对冷却塔逐间停运一段时间进

行凉晒，以清除填料上黏附的残余澡类、粘泥。二是加强旁滤，在不影响循环水系统正常运 行的情况下，除去水中大部分微生物及微生物粘泥。三是完善循环水换热器出口取样管，实 行定期监控，及时发现、消除泄漏点。