1、旁滤器跑水事故一、事故经过2010年4月18日5：00，给排水工段值班人员在主控室数据显示屏上发现循环水集水池液位急剧下降，十分钟内由2.7m下降至2. 6m（正常控制液位为2.72.8m），泄漏量约为2000m3/h。当班班长立即上报总调联系各装置区检查有无漏点，同时安排循环水操作人员增开生产泵加大循环水系统补水量，并去循环水界区检查集水池排污是否正常、旁滤器反洗排污是否正常。操作人员到现场发现旁滤器排污井内大量冒水，立即检查旁滤器阀门开关情况，发现第四组旁滤器反洗排放阀为半开状态，而此时该组旁滤器进出口阀在全开运行，造成循环水回水通过反洗排放阀排至废水管网，从而导致集水池急剧下降。操作人员
2、立刻关闭第四组旁滤器反洗排放手动阀，将该组旁滤器切除运行，五点三十分，集水池液位已恢复正常值2.7米。由于发现处理及时，避免了由集水池液位低导致循环水系统供水不足、主装置停车的严重事故。二、原因分析仪表人员打开第四组反洗排放气动阀，发现阀门处有一旁滤器内支撑卡塞在阀门处，造成阀门开关不到位。随即打开第四组旁滤器，发现有部分内支撑断裂、叠片脱落，立即联系厂家来现场排查原因，确认为是由旁滤器运行程序设置不当所致：反洗开始或结束时，旁滤器运行进出口阀与反洗进出口阀同时动作，瞬间产生水锤，对旁滤器内支撑产生强烈冲击，造成内支撑断裂、叠片脱落。三、事故教训及防范措施供水技术人员与仪表技术人员共同研究后，
3、在每一组旁滤器运行程序上增加延时器，使旁滤器反洗时运行进出口阀关闭15s后方打开反洗进出口阀、旁滤器反洗结束时反洗进出口阀关闭15s后方打开运行进出口阀。通过半年的运行结果说明，此项改造效果显著，杜绝了旁滤器内支撑断裂、叠片脱落现象，旁滤器运行正常。循环水泵自跳事故一、事故经过2010年11月10日06:00，给排水工段值班人员发现循环水DCS画面上显示循环水泵88P001H显示黄色故障信号、循环水总管压力由正常值0.41MPa降为0.37MPa。循环水岗位操作人员立即跑去现场检查，发现88P001H已自跳，马上启运备用泵88P001F，同时班长通知调度协调电气、仪表人员检查88P001H自跳
4、原因。由于发现及时，不到10分钟的时间，循环水系统上水压力恢复正常值，保证了主装置的安全稳定运行。二、原因分析电气人员在配电室仔细检查后没有发现任何异常，仪表人员通过调查DCS程序，发现引起循环水泵自跳的原因是电机定子温度高联锁，而在数据显示画面上显示循环水泵88P001H的7个温度数据均正常：泵的轴承温度为60左右、电机定子温度为90100，泵的轴承温度联锁值设定为85、电机定子温度联锁值设定为135。随后操作人员对88P001H数据进行密切监视，终于发现88P001H 的一个电机温度XIAH88012H瞬间显示为150，仪表人员在现场检查仪表信号线是否正常，发现在电机接线盒内信号线接头松动
5、，立即紧固处理。随后将88P001F切换为88P001H，运行正常。三、事故教训及防范措施1、要求化工人员加强对重点设备运行参数的巡检监视，及时发现、及时处理。2、仪表人员做好日常巡检维护工作，确保设备仪表的准确可靠。脱盐水泵自跳事故一、事故经过2010年10月29日12：00，给排水工段值班人员发现脱盐水DCS画面上显示脱盐水泵90P002A显示黄色故障信号、脱盐水外送量由正常值480m3/h降为300m3/h。脱盐水岗位操作人员立即跑去现场检查，发现90P002A已自跳，马上启运备用泵90P002C，同时班长通知调度协调电气人员立即来脱盐水配电室查找90P002A自跳原因并立即恢复处理。由
6、于发现及时，不到1分钟的时间，外送脱盐水流量、压力恢复正常值，保证了主装置的安全稳定运行。二、原因分析脱盐水泵自跳的原因通常有以下几点：1、电机超负荷运行。2、自动变频器故障。3、泵壳内有异物卡塞。经过查找外送脱盐水流量趋势图，显示外送脱盐水流量在460500m3/h之间，低于两台泵的额定流量560m3/h，故由超负荷运行引起自跳的原因被排除。对90P002A手动盘车，比较轻快，说明泵体内无异物卡塞。电气人员在检查配电柜时发现脱盐水泵90P002A变频器温度高，由此确认是脱盐水泵90P002A自跳的主要原因。三、事故教训及防范措施针对脱盐水泵90P002A变频器温度高，电气人员采取以下降温措施
7、：调低空调制冷温度、用电风扇正对90P002A变频器吹风散热。同时，为了防止超负荷运行，供水工艺人员采取以下措施：1、关小外送脱盐水泵90P002A/B出口阀。2、将90P002A设为定频运行、90P002B设为变频运行，且90P002A的运行频率设定值比较接近90P002B的运行频率。3、加强供水操作人员对本次事故的学习。煤粉袋式过滤器S-1201内煤粉结块、积煤事故一、事故经过气化装置煤粉袋式过滤器S-1201在运行过程中发现过滤器压差12PDI-0010高报警，为检查S-1201内部情况，现场停煤粉袋式过滤器S-1201底部旋转给料机X-1206，并将X-1206现场移开，检查发现S-1
8、201内部煤粉较多，有结块，在煤粉锁斗V-1204泄压至S-1201处有4块衬板脱落。二、原因分析1、由于煤粉锁斗V-1204充压采用二氧化碳，在V-1204泄压至S-1201的过程中，煤粉和二氧化碳一并减压进入S-1201，二氧化碳减压降温形成干冰，和煤粉混合形成煤块。2、煤粉给料罐V-1205通过12PV-0128泄压过程中，煤粉和二氧化碳同样减压降温形成煤块进入S-1201，堵塞S-1201。3、S-1201箱体伴热效果不好，造成箱体温度低，箱体内水蒸气冷凝，与煤粉混合后形成湿煤粉块。4、S-1201箱体空气炮反吹效果不好，空气炮内低压氮气压力较低，反吹频率低，起不到很好的反吹效果。三、
9、事故教训及防范措施1、12单元程序运行至第三步时，12PV-0102/0202打开小于20%或关闭，避免大量二氧化碳同时进入锁斗V-1204，减压降温。2、12PV-0128B/0228B打手动全关，V-1205压力过高时可以打开，但V-1204不能在此时泄压，待阀门关闭后V-1204方可泄压。3、现场加强巡检，保证S-1201A/B伴热投用正常。4、S-1201A/B空气炮增加低压氮气压力，并增加反吹频率。磨煤机出口至袋式过滤器S-1103磨损泄漏事故一、事故经过磨煤机运行过程中，发现磨煤系统压力11PIC-0109A压力升高，磨煤机入口压力升高，进出口压差升高，磨煤机有堵煤迹象，现场磨煤机
10、排渣，并检查发现磨煤机出口至S-1103有煤粉泄漏。二、原因分析1、磨煤机堵煤造成磨煤机出口压力升高。2、磨煤机出口至S-1103在长时间运行中受煤粉颗粒和高速气流冲刷，磨损严重，管壁减薄。三、事故教训及防范措施1、磨煤机及时排渣，控制磨煤工况，避免磨煤机堵煤。2、如果气化炉负荷较高，尽可能开启2套磨煤，保证单系列磨煤负荷不高，减小煤粉输送量。3、出现泄漏后及时停该系列磨煤，将磨煤机出口增加橡胶垫及钢板加固。循环风机K-1102风机轴承振值高引起K-1102跳车事故一、事故经过磨煤系统正常运行中，循环风机K-1102在运行过程中风机轴承振值11VIAS-7102突然升高并达到联锁值， K-11
11、02跳车，袋式过滤器S-1103出口压力11PIC-0109A升高，磨煤机内煤粉不能及时输送出去，紧急停该系列磨煤。二、原因分析1、循环风机K-1102风机轴承振值测量变送器测量不准确。2、K-1102设备故障。三、事故教训及防范措施1、循环风机K-1102风机轴承振值测量变送器检修。2、更换K-1102风机轴承。3、检查K-1102叶轮和轴连接，检修转子。4、经常巡检检查K-1102润滑油箱，油质油位。X光探伤引起煤烧嘴跳车事故一、事故经过某日20:00至凌晨1:00，气化炉2#、4#煤粉管线密度计出现有规律的波动，1#、3#煤粉管线密度也有小幅下降，V-1205A料位计归零，4#煤粉管线密
12、度下降幅度较大，并最终跳烧嘴2次。请射源厂家人员分析，与现场探伤有关，经查，当日20:00至凌晨1:00，气化框架南侧新建罐区进行了5个小时的探伤作业，而4#、2#煤粉管线正好在框架南侧，受探伤影响较大。位于框架南侧的V-1205A料位计较V-1205B受影响也较大。二、原因分析X光探伤对伽马射线密度计和伽马射线料位计影响较大，会引起密度计和料位计的波动。三、事故教训及防范措施1、气化装置在正常运行中应避免X光探伤的直接照射。2、当煤粉管线密度计出现有规律波动后应考虑到是否是X光探伤所致。SUB烧嘴头开车期间易损坏事故一、事故经过气化装置开车过程中，点火烧嘴IB点着后，启动开工烧嘴SUB点火程
13、序，SUB点着后，现场观察SUB火焰发红，不是正常的明亮火光，主控SUB冷却水流量13FIC-0005由正常的3.0kg/s开始降低，显示烧嘴头已有泄漏。二、原因分析1、开工烧嘴氧气和柴油进入时间间隔不容易调整到最佳。2、柴油压力在阀门13XV-0024、13FV-0003打开后降低，导致氧气过量。3、开工烧嘴头经过多次修复后进入疲劳期。三、事故教训及防范措施1、调整开工烧嘴氧气和柴油进入时间间隔至最佳。2、适当提高柴油压力至5.2MPa左右。3、更换新开工烧嘴头。4、开车过程中发现SUB冷却水流量13FIC-0005降低后要引起足够的重视，检查开工烧嘴头是否损坏。文丘里洗涤器J-1602内碱
14、块堵塞事故一、事故经过由于气化装置16单元湿洗系统加碱系统碱液浓度较难控制，在经过长时间运行后，停车检查发现文丘里洗涤器J-1602内部喷淋环下方结碱严重，碱块堵塞部分文丘里洗涤器，造成16FIC-0012流量降低，合成气流通面积减小，阻碍了合成气的正常流通，并造成16单元湿洗系统去合成气压缩机的流量降低，K-1301入口温度逐渐上涨。二、原因分析1、16单元湿洗系统加碱系统碱液浓度较难控制，当碱液浓度高时，在高温状态下，碱液易结晶。2、湿洗系统洗涤水流量16FIC-0012仪表出现漂移，造成喷淋水流量偏差，喷淋作用降低。三、事故教训及防范措施1、控制湿洗单元加入的碱液浓度在适当范围内。2、控
15、制气化炉出口温度13TI-0018不超温。3、保证16FIC-0012的洗涤水流量。4、保证16单元的固定排放处于正常状态。气化炉十字架积灰事故一、事故经过气化装置在生产过程中发现13PDI-0067、13PDI-0077不断升高，E-1306前后的温差13TDI-0019由70左右缓慢下降至20，E-1303C/D段换热温差升高，表明气化炉十字架处已积灰严重，需停车处理。二、原因分析1、原料煤煤质对气化工况及十字架积灰的影响较大。2、随着原料煤煤质的变化，氧煤比的及时调整对气化炉的工况及十字架积灰影响较大。3、激冷气量的不足是十字架产生积灰的重要因素之一。4、敲击器泄漏被迫停止敲击器运行，造
16、成积灰程度加剧。5、石灰石添加量控制不当造成气化炉反应温度过高。三、事故教训及防范措施1、尽量控制原料煤煤质的稳定，并保证原料煤热值、灰分、挥发份等在合适范围内。2、氧煤比及水氧比的调整要及时到位。3、保证激冷气量。4、保证敲击器的稳定正常运行。5、控制石灰石的添加量在正常范围内。气化炉渣口堵渣事故一、事故经过某日气化炉运行中，渣水换热器E-1401冷却水阀14TV-0006阀位持续减小，破渣机表面温度从58.3降至36.4，13PDI-0065在跳车前持续波动较大但未到联锁值，渣池上方气化炉表面温度、渣池内水温度和破渣机表面温度持续下降，P-1402循环量明显下降，14PI-0012、14P
17、DI-0013下降，暂停P-1402进行管线反冲，打量有所好转后又下降，初步判断V-1401与V-1402之间堵塞，通过手动开关阀门和反冲确认两者间打通。后V-1401液位在7秒内从56.72最高上升至93.43，因V-1401液位高联锁气化炉跳车，同时出现气化炉压力从33bar上升至36bar，13TI-0025/26/27/28HH，急冷气量13FI-0008从30kg/s下降至8.4kg/s，粗合成气量16FI-0003从20.18kg/s上升至44.77kg/s，破渣机表面温度在气化炉跳车后逐渐上升，最高达77.22。停车处理后，打开气化炉A1人孔检查，发现气化炉渣口仅剩1人大小，渣口
18、上方积渣严重，且积渣较硬，难于处理。二、原因分析1、渣池上方气化炉表面温度、渣池内水温度和破渣机表面温度持续下降，判断气化炉热量未下移，即渣未顺利排出，14单元排渣不畅也可说明此问题，说明渣口堵。2、13PDI-0065波动大，判断下渣口有堵塞现象。3、切换新煤种时，石灰石添加不适当，气化炉工况逐渐恶化而最终导致事故发生。三、事故教训及防范措施1、在煤种切换前，应严格做好分析，可通过配煤从旧煤种缓慢切至新煤种。2、新煤种磨煤时，要按新煤种配石灰石量。改造石灰石系统，严格控制石灰石加入比例。3、切换煤种时，要计算到炉时间，提前缓慢调整O/C，确保稳定切换。4、增强操作人员事故预想。渣收集罐V-1
19、402堵渣事故一、事故经过某次气化开车后，渣收集罐V-1402下渣至渣锁斗V-1403，14XV-0009/10的压差14PDI-0020显示-1-2kpa，当14XV-0011/12打开，14XV-0002打开，P-1402打大循环时，14PDI-0013/14由200+kpa很快降为-80-200kpa，立即停止大循环，可知V-1402底锥处堵渣严重。二、原因分析1、气化装置停车后对气化炉膜式壁挂渣情况检查，发现挂渣较厚且因煤种变化较快，挂渣分层，部分渣层中间有空隙和裂缝，气化装置开车后，冷渣受CB高热迅速冲击后，部分挂渣脱落进入渣池，形成块渣。2、气化开车过程中，因发生多次跳烧嘴的情况，
20、造成大量未燃烧或未转化的细煤粉进入渣池，形成煤泥。3、渣块和煤泥混合后，首先在V-1402锥体处由几个大渣块卡塞，细煤泥进入缝隙处加剧堵塞。三、事故教训及防范措施1、V-1403充压至14PDI-0013/14至最高500kpa，打开14XV-0009/10（最好单阀操作，9关10开）向上顶渣。2、V-1403泄压，排水，重新上水至液位85%左右，充压至350450kpa，向上冲顶，充压至最高630kpa，（充压过高的危害？蒸汽爆炸）冲顶过程中要严密监视V-1401液位及趋势，并及时倒14XV-0013/14。渣锁斗V-1403堵渣事故一、事故经过正常生产中渣锁斗V-1402罐体压力14PI-
21、0012显示为充压压力，P-1402连通后为13PI-0068大约23bar。V-1403堵渣后，打开14XV-0015/16后，14XV-0007打开，14PI-0012压力基本不下降，V-1403液位不下降，捞渣机电流无上升，可确认无渣从V-1403下落。二、原因分析1、渣块从V-1402下落后，本来堵塞在V-1402内的渣块进入V-1403，极易堵塞V-1403。2、V-1403底部无法向上冲顶，堵渣处理较难。三、事故教训及防范措施1、开14XV-0014疏通V-1403底部堵渣。2、V-1403充压，打开14XV-0015/16下压渣水，效果不好，有时反而会起到反作用。3、在14XV-
22、0016下方，捞渣机平台上方1m处的管道上切割出一个4cm*10cm左右的窗口，用一根56m厂的仪表风管向上捅渣，有部分渣水下落，但不能从根本上解决问题。4、利用高压水枪头（水压可达300bar），由14XV-0016下方打开的窗口进入，向上至V-1403锥体内，堵渣在高压水枪的冲击下出现松动并下落，堵渣可疏通。5、可拆除14XV-0016，打开14XV-0015，再次利用高压水枪冲击上方渣块，堵渣可疏通。高温高压陶瓷过滤器S-1501反吹阀门故障事故一、事故经过气化装置正常运行中，主控人员发现S-1501的24组反吹阀中的6#阀出现了无动作报警，立即联系现场岗位人员去现场检查，同时通知仪表人
23、员尽快到位。主控操作人员随之检查反吹趋势图，发现该阀确实未动作。现场人员经检查，发现6#反吹阀信号线脱落，联系主控后对6#反吹阀切出，交仪表人员处理后，迅速复位。二、原因分析1、在接线过程中，信号线安装不够紧密，容易松动脱落。2、反吹阀在动作过程中，阀体震动较大。三、事故教训及防范措施1、主控操作人员先降低负荷。2、及时通知现场操作人员检查原因，并通知仪表检修人员尽快到场。3、问题查明切出反吹阀处理后，复位时反吹阀投用要缓慢，分多次投用至正常。4、对24个反吹阀门信号线都做了加固处理，杜绝类似情况再次发生。汽提塔C-1701内塔盘压差升高事故一、事故经过气化装置水处理系统运行中，汽提塔C-17
24、01的三层塔盘压差17PDI-0010、17PDI-0015、17PDI-0014出现缓慢上涨，C-1701液位持续下降，V-1701、V-1704内液位不能正常输送至C-1701，C-1701加入蒸汽量明显下降，汽提塔C-1701塔盘出现堵塞情况。二、原因分析1、加酸量过小导致汽提塔内渣水PH值较高，塔盘结垢，导致塔盘压差升高。2、14单元渣水系统和16单元湿洗系统排放量过大导致17单元水处理系统负荷增大，C-1701塔盘压差升高。3、汽提塔加入蒸汽过量，阻碍V-1701、V-1704渣水的正常排放，导致C-1701塔盘压差升高。4、C-1701塔盘内填料在长期运行中缓慢结垢，导致塔盘压差升
25、高。三、事故教训及防范措施1、控制17单元的加酸量，使其PH值在6.0至6.5之间。2、适当减少14单元渣水系统和16单元湿洗系统排放量。3、控制汽提塔C-1701蒸汽加入量在适当范围内。4、更换汽提塔C-1701塔盘填料。煤气换热器04E002泄漏事故二、事件经过2011年2月12下午17：00，变换单元开始引气，在引气过程中，发现04E002封头保温中有水气冒出，怀疑有泄漏，此时压力为1.8MPA，04E002管则温度200，壳侧温度270。立刻通知中化人员对封头处进行可燃气体分析，结果有可燃性气体，同时工艺人员接蒸汽对漏气进行稀释保护；设备人员联系搭架子、拆保温，联系化建保运人员到位，拆
26、完保温后此时壳侧温度涨至380。19：00发现封头漏量增大，立即通知主控人员，将变换单元切出。现场关变换进气阀，卸压。卸压后对04E002进行氮气置换，检修人员对04E002封头进行打紧。21：40检修结束。工艺人员打通开车流程，22：00变换单元引气，在引气升温、升压过程中对04E002封头进行查漏，未发现04E002封头泄漏。三、原因分析1、04E002用一变出口400变换气给一变入口粗合成气（170）加热到230。管线无法提前预热到工作温度，并且引气后变换气从04R001出来温度由230升至440只需20多分钟，设备管壳侧短时间温差变化较大，在升温过程中封头与螺栓膨胀量差别大，造成螺栓松
27、弛、封头泄漏。2、该设备以前在开车过程中曾发生过泄漏，每次开车均需热紧，并且2010年6月检修时对垫片进行了更换，更换后没有发生过泄漏。所以本次开车没有安排热紧。3、搭架子拆保温费时较长，因开车串变换气发现泄漏后联系防腐公司时已至下班时间，工人已回家，造成人员到位较晚。三、事故教训及防范措施1、制作固定架子用于每次开车过程中对04E002封头及法兰进行热紧。2、在下次停车过程中更换04E002封头及变换单元存在类似情况的法兰垫片。3、安装防松垫圈，在开车过程中通过垫圈来抵消螺栓膨胀后的伸长量。低温甲醇洗水超标事故二、事故经过2010年10月6日0：00，酸脱出口净化气手动分析中总硫含量超标，达
28、到0.15PPM(SC05002),分析05单元甲醇中水含量1.63%（SC05006），主控人员做调整，但效果不明显，甲醇中水含量持续增加，到下午达到4.52%（SC05006），净化气中总硫一直持续在2PPM。三、原因分析操作中发现，氨洗涤塔（05C007）液位波动大，从氨洗涤塔后取样点、压差表中都能排出水，而且05E003有结冰现象，怀疑是塔内件有问题，大量锅炉给水被带入系统。为了确认是否带水，关闭05C007进水一小时，做系统水含量分析，水量未见上升，原来一直是在持续上升，说明带水问题严重，需打开检查确认。停车后，打开氨洗涤塔发现三层泡罩塔板中：顶层8个泡罩脱落，中层5个泡罩脱落，底层
29、18个泡罩脱落，部分泡罩存在松动迹象，塔板搭接密封失效。这样工艺气把水带入系统甲醇中，由于低温甲醇洗甲醇水塔脱水能力有限，所以导致甲醇溶液中水含量持续上涨。四、防范措施（1）对低温甲醇洗单元甲醇溶液（SC05006）每天进行分析。对氨洗涤塔液位进行专人监护。 （2）对05C007压差PDI05008进行监护，保证压差不超标，如果出现超标，说明有水带入系统，马上进行处理。（3）如果再说因为此问题出现硫超标，联系气化降系统负荷，把合成塔切出。如果还超标，可以停氨洗涤塔喷淋水。高压锅炉给水泵82P001B/C烧轴事故一、事故经过2007年11月12日9：30，现场点试高压锅炉给水泵82P001B/C
30、。点试前泵的入口大阀全开，泵的最小流量线全开，排气彻底，泵出口电动阀也处于全开状态。现场操作人员检查机泵后，点试82P001B/C，机泵短暂转动后跳车，经现场盘车，两台电泵均无法盘动。经检查两台高压锅炉给水泵轴承及部件均遭受严重损坏，返回厂家大修。二、原因分析高压锅炉给水泵82P001B/C启动前出口阀门处于全开状态，系统停车后泵出口锅炉给水管线内水已排完。泵启动的瞬间，泵出口管线处于空管状态，造成机泵超负荷运行，给水泵瞬间承受巨大的轴向推力，造成机泵损坏。三、事故教训及防范措施1.离心泵特别是高压电机驱动的锅炉给水泵，启动前彻底检查进口阀、最小流量线阀、出口阀处于正确的开关状态。严格按照机泵
31、的操作规范操作。2.加强操作人员的技术培训工作，空载启动离心泵(特别是多级高压离心泵),出口阀一定要处于关闭状态。泵运行稳定后，缓慢开启出口阀，保证泵的安全运行。除氧器上水管线盲法兰呲开事故二、事故经过2008年6月12日11：30，现场巡检发现除氧器上水总管盲端法兰垫片呲开，为保证动力厂锅炉的安全运行，实施带压堵漏，在堵漏的的过程中泄漏量增大，水温过高，带压堵漏无法进行。在保证锅炉、空分、气化装置稳定运行的前提下，甲醇装置停车，各系统联合保压。除氧器上水至液位99，关闭LV82001阀组，保证在更换垫片的过程中，能给锅炉稳定上水。30分钟后盲端法兰垫片更换完毕，系统恢复运行。二、原因分析1.
32、动力厂锅炉上水不稳定，造成除氧器液位波动较大，上水阀LV82001阀位频繁动作，脱盐水的上水量不稳定，在流量小的时候，经过04E004加热，温度较高，超过饱和温度。2.LV82001阀前水温偏高，除氧器压力控制偏低，脱盐水进入除氧器前经过LV82001阀门减压，阀后瞬间汽化，发生水击，造成上水管线盲端法兰垫片呲开。三、事故教训及防范措施1.主控加强对系统参数的调整，发现异常现象及时处理。2.除氧器液位出现波动的时，及时将LV82001由“自动”打到“手动”进行调整，稳定上水量，保证脱盐水的温度不出现大的波动。3.在系统负荷增加后脱盐水温度上升，除氧器的压力也要随水温的上升而升高。04E004脱
33、盐水管线水击事故二、事故经过2008年6月14日16：10，变换单元开车正常，系统提负荷，工艺气到脱盐水换热器04E004的热量增加，04E004脱盐水旁路阀处于开启状态，现场巡检发现04E004脱盐水管线发生水击，安全阀前法兰呲开，脱盐水发生泄漏并伴有蒸汽。操作人员立即关闭安全阀前截止阀，联系检修人员更换垫片。垫片更换完毕后，截止阀打开，安全阀投用。04E004旁路阀关闭，汽击现象消失。二、原因分析1.系统提负荷后工艺气到脱盐水换热器04E004的热量增加，04E004脱盐水旁路阀处于开启状态，只有部分的脱盐水进入换热器与工艺气换热，由于水量小，工艺气温度高，脱盐水进入换热器后发生汽化，与通
34、过旁路的脱盐水混合，发生水击。2.脱盐水管网压力低，水温高造成脱盐水汽化。三、事故教训及防范措施1.优化操作，变换单元稳定系统提负荷后，及时关闭04E004脱盐水旁路阀，调整进入04E004的脱盐水量。2.系统负荷增加后，要及时联系供水厂提高脱盐水管网压力，上水压力不低于0.7Mpa。3.遇事果断处理，防止事故扩大化。全装置断电事故一、事故经过2008年6月24日系统正常运行，19：35煤化工装置因电网断电，造成全装置停电。当班人员按事故预想，全力保障蒸汽管网，特别是次中压蒸汽管网的稳定，维护饱和蒸汽透平82KT01的运行向动力厂锅炉送水，为动力厂锅炉的安全停炉创造条件。甲醇装置停车，全系统联
35、通保压。19：38饱和透平82KT01跳车，无法启动，锅炉给水中断。19：53全厂恢复供电，现场紧急启动82P001B/C两台高压锅炉给水泵恢复向蒸汽动力厂锅炉和气化厂供水。二、原因分析1.电网断电。2.供水厂循环冷却水泵断电停运，造成82KT01循环水中断，油系统上油温度因油冷器断水造成循环水温度TE61E42超温至65，透平联锁跳车。三、事故教训及防范措施1、82P001A和82KT01循环冷却水管线改造，在循环水出口管线增加一道快关阀和一个导淋。循环水中断后可以快速关死出口阀，打开导淋阀，现场就地排放，保证透平和泵侧的冷却水流动，防止出现超温联锁跳车，为动力厂锅炉的安全停炉创造条件。2、
36、加强事故预想的演练，遇到问题果断处理，避免事故扩大化。变换循环风机04K001跳车事故一、事故经过2008年11月1日下午15：30化工班组对04K001进行启动前检查，发现轴承箱油位较低，颜色发黑，经领导批准后，进行了置换和加油工作，油位在视镜的第二红线以上，润滑油为68#。20：10化工班组接通知后准备启动04K001，首先按照操作规程对设备进行启动前的检查：油质、油位合格，冷却水通畅，盘泵灵活无卡涩，打开进出口阀和旁路阀。准备工作完成后，20：38现场启动风机，启动电流降下来后关小旁路阀提负荷，风机进口压力0.32MPa，出口压力0.36MPa，电流稳定，现场噪音和振动无明显异常。为防止
37、轴承温度过高，现场用临时管线接冷却水对风机东侧轴承进行强制降温。风机工作正常后，主控加蒸汽进行变换炉的升温操作。21：03风机跳车，现场进行盘车，无法盘动。变换炉升温操作停止，现场检查发现润滑油油位正常，颜色发黑，轴温70在正常范围内。二、原因分析1.风机箱体有锥度，间隙不均匀，振动大容易咬合；2.风机地脚螺栓缺少止动垫圈，在运行过程中容易松动引起风机振动；3.风机入口过滤网孔径过大，运行时介质中可能有杂质进入叶轮，引起叶轮咬合造成磨损越来越严重直至抱死；4.设备管理存在问题，装置试生产以来该设备就存在振动大的问题，期间轴承循环水管线振断2次，没有及时采取防范措施；5.工艺操作上对带病运行的设
38、备巡检不到位也是导致风机损坏严重的原因之一。另外，骨架油封安装反工艺气过多的串入油系统，可能使油变质较快，容易导致轴承损坏；三、事故教训及防范措施1、加强巡检，特别加强对动设备的巡检，发现问题及时处理。2、增加风机底座螺栓垫片。3、有关所有动设备的操作注意事项以书面形式传达到班组每一个人，保证人人做到“三懂四会”；第二变换炉严重超温造成04S005入口法兰垫片呲开事故一、事故经过2008年11月02日04：30煤气化装置开始向变换单元导气，在导气过程中04R001温度下降，低于催化剂起活温度，04R002负荷增加，催化剂发生飞温现象，底部温度快速上涨。主控迅速开大TV04005降低入口温度；开
39、大PV04029放空，增加变换炉空速。05：15 ,04S005入口法兰垫片过热呲开，造成大量原料气泄漏。现场紧急停车处理，05：20变换单元停车，关04R002入口，04R003入口大阀，第二变换炉切出，卸压。04S002氮气置换后交出检修,更换垫片。二、原因分析变换单元在接气时跨过三个变换炉的副线没有开度，造成导气过程中进入变换装置的工艺气全部通过第一变换炉，04R001内的空速偏高，反应热被大量带出变换炉，致使第一变换炉的温度降低过快，低于催化剂起活温度。此时，原料气在第一变换炉内变换深度较浅，随后CO含量较高的气体进入04R002。在相对该炉催化剂的装填量，气量较少的情况下，变换炉内空
40、速较低，变换深度较大，放空阀没有及时开大，导致热量聚集在床层不能及时带出，引起床层严重超温。04R002变换炉出口处于超温高压状态，04S005入口法兰垫片超温呲开，造成工艺气外漏。三、事故教训及防范措施1.优化操作，变换系统接气时要把变换装置跨过三个变换炉的副线保留一定开度，根据变换炉的床层温度及时调整放空阀的开度，杜绝野蛮操作。2.加强培训，让操作工彻底理解催化剂床层严重超温对催化剂本身及设备、管线造成的危害，在操作过程中严格操作要求，避免此类现象的出现。3.遇到问题要果断处理，避免事故扩大化。主冲洗甲醇泵05P001A/B损坏事故二、事故经过2008年06月14日20：40，05P001
41、A泵运行，出口流量FV05008指示波动较大（怀疑流量计指示失误）。20：57，现场检查泵入口压力较低，启动备用B泵三次，超电流跳。重新启动A泵，不能运行，后发现两台泵均盘不动。三、原因分析事后对操作记录和趋势画面进行分析后认定原因如下：1.操作人员在对05C001硫化氢吸收段甲醇Fv05006进行调整时速度过快，没有考虑到对整个循环系统的影响。造成通过Lv05010送往05C002上塔的甲醇减少，使的通过Lv05018到达LI05022段的甲醇减少。当时Lv05010、Lv05018都在自动状态，Fv05008在手动状态，在循环中使得LI05022液位逐渐降低。LI05022液位低联锁在投用
42、状态，但是液位计卡涩，造成假液位，使05P001A泵打空后出现气化，引起轴承抱死，叶轮卡死，电机超载跳车。仪表指示不准，联锁没有动作是造成运行泵气化损坏的主要原因。2.操作人员在没有判断清楚事故原因的情况下，盲目启动备用泵05P001B，造成备用泵出现同样的情况。3.在出现连续的运行泵跳车的情况下，操作人员没有准确判断事故原因，盲目反复启动备用泵，是使事故扩大化的原因。四、防事故教训及防范措施1、定期校验各类仪表，避免出现仪表误导。2、对液位LI05022段增加一个压差信号，加强监视，对运行泵有一定的保护作用。3、加强操作人员的技术培训，加深对低温甲醇洗系统的理解和认识，建立宏观意识，把大系统
43、看作一个整体对待，拓宽思路，提高对事故的判断能力。4、多做事故预想，提高操作人员的技术水平，特别是对于动设备的操作，若出现跳车情况，一定要先分析原因，再进行下一步操作。再生器给料泵05P003A泵叶轮撕裂事故一、事故经过2008年7月3日10：00操作人员现场巡检时发现05P003A震动剧烈，联轴器大幅跳动，马上告知岗位工程师，工程师到现场确认后，果断停泵，启用备用泵，保证了系统的正常运行，避免了事故扩大化。05P003A停运后进行了解体检查，发现叶轮有五分之一撕裂，在出口管道处找到一半，另外一半随甲醇进入了后方管道。泵体支撑断裂，固定支撑的两条螺栓断裂一条，口环磨损严重。二、原因分析05P0
44、03A在单试运行时振值就比05P003B泵稍高，泵可能存在先天性制造缺陷，但当时振值尚在允许范围内。运行约一个月后振值明显加大，引起附属管线大幅振动，当时叶轮缺陷可能已经恶化，初步判断为管线振动引起，故曾为此加固过附属管线。本次运行过程中，振动突然加剧，在巡检过程中检查及时、到位，处理得当，未造成设备更大程度的损害，并保证了系统的正常运行。三、事故教训及防范措施1、对于有隐患的设备，提前交出检查，确认无故障后再投入使用。2、对于正在运行的设备，如果突然出现异常工况，果断停泵并启动备用泵，将隐患设备交设备人员确认或检修。3、加强工艺人员的设备知识培训，增强对动设备的运行状况的判断能力。净化气出口
45、H2S超标造成合成单元停车事故一、事故经过2008年7月16日20：00操作人员发现05单元出口净化气手动分析H2S含量1.4PPm，远远超过控制指标0.1PPm,在线分析仪AI05002 H2S含量指示1.8PPm，操作人员一边通知中化室重新取样分析，一边通知岗位工程师到主控室判断原因。由于中化室手动分析仪分析精度只能达到0.1PPm，正常时在线分析仪指示1.4PPm以下时，手动分析H2S含量为零，一直以来都认为在线分析仪指示偏高，操作中只起到参考的作用，以手动分析为准。但此次在线分析仪指示上升并不多，而手动分析结果远远超过设计值。第二次手动分析结果为5.49PPm，确认出口净化气H2S含量
46、的确超标，为保证08单元催化剂的安全，将工艺气从Pv05004放空，07机组打循环，切出08甲醇合成单元，合成系统保温保压。系统调整后手动分析净化气H2S含量为零后，重新运行08单元，整个事故过程中08单元停运2小时。二、原因分析当时运行状态，由于甲醇水塔运行不稳定，造成系统循环甲醇的水含量偏高，而操作人员没有及时提高热再生塔再生温度，使得再生甲醇中H2S再生不彻底，H2S随精冲洗甲醇泵05P004循环进入05C001，在05C001塔顶释放而直接进入原料气，导致原料气H2S超标。正常状态甲醇循环系统水含量应在2%以下，当水含量升高后甲醇对各种气体的吸收能力都会出现不同程度的下降，这时为了保证
47、出口净化气不超标，必须保证再生效果，提高再生温度。因为水含量升高后，含水甲醇的沸点升高，如不提高再生温度，则再生可能出现不合格，而此路甲醇进入的是吸收塔的最顶部，极易造成吸收塔出口净化气超标。当时系统中的水含量为2.78%，比正常值1%高将近2%，而再生温度仍旧是98.5，当把温度提高到99.7，运行两个小时后，出口净化气H2S含量手动分析为零，08单元继续运行。三、事故教训及防范措施1、调校仪表，保证仪表指示真实准确。2、加强对甲醇水塔操作的关注程度，控制甲醇水含量在指标范围内，保证系统正常运行。3、加强技术培训，在手动分析超标之前在线分析仪已经有上涨趋势，操作人员没有认识到问题的严重性，错过了遏制事情恶化的最佳时间。建立整体观念，当系统中某个指标发生变化时，考虑其他指标应做相应调整，不可拘泥于固定数字。CO2管线进甲醇事故一、事故经过2008年8月25日在05单元建立循环过程中，出现05C003塔PDT05019/20/60压差升高，05C003塔二氧化碳管线和尾气管线导淋打开后排出大量含水甲醇，循环被迫终止。停车后将管线内甲醇排净，重新建立循环，加大甲醇水塔负荷，尽快降低系统甲醇水含量。二、原因分析在系统循环停止后，由于
