催化裂化事故判断与处理

,单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,催化裂化事故判断与处理,催化,胜 利 炼 油 厂,炼 油 实 业 部,1,概 述,催化裂化装置平稳操作的关键是掌握好三大平衡物料平衡、压力平衡和热量平衡。由于催化裂化生产操作复杂，反应温度高，产品易燃易爆，当发生严重的设备、电气、仪表或公用系统故障时如处理不当极易引发此生事故甚至是重大恶性事故。,2,事故处理原则,催化裂化装置事故处理一般原则是,（1）无论发生任何事故都要保证人身安全第一，设备安全第二的原则。,(2)两器藏量不能压空。控制沉降器压力稍高于再生器，严禁主风串入沉降器，关闭再生、待生滑阀切断两器流化。,(3)控制好两器压力，防止超压损坏机组。,3,事故处理原则,(4)防止两器超温损坏设备。,(5)防止催化剂和泥。,（6）切除进料后分馏系统油浆循环不能停，并且应提高上返塔量来保证催化剂洗涤效果。,（7）主风中断后如果长时间不能恢复，应考虑卸催化剂。,4,事故处理原则,出现以下情况必须切进料。,(1)原料中断，无法恢复。,(2)两器压差失控，可能造成催化剂倒流。,(3)反应温度（提升管中部温度）不能低于450,，不然应立即切断进料。,(4)斜管流化异常，藏量搬家失去控制。,(5)主风中断。,5,事故处理原则,出现以下情况必须切进料。,(6)大面积停电，无法维持操作。,(7)DCS系统失灵，或者不显示。,(8)净化风中断，仪表失灵。,(9)公用系统中断无法维持操作。,(10)出现重大着火爆炸事故。,(11)其他岗位或者重大设备故障，无法维持操作。,6,1：事故经过：,2004年7月28日，0：03分全厂全面大停电，主风自保同时动作，（现场所有电器设备停运，循环水、除盐水中断，照明停，1.0MPa蒸汽压力缓慢下降，非净化风、净化风中断）。反应切进料。至1：40供电逐步恢复正常。,催化装置大面积停电事故,7,2：经验教训,本次停电事故为近10年生产过程中出现的最紧迫的事故，在装置全部停电，公用系统瘫痪的情况下，快速有效的将装置切除进料。没有发生次生事故，为以后装置出现严重事故提供了宝贵的经验和教训。,（1）本次事故处理总体方向把握较好，几大步骤迅速完成，反应切断流化、切断进料、两器撤压。,催化装置大面积停电事故,8,（2）UPS开始供电，时间大约40分钟，这次在停车基本处理完后，除留一台显示器外其它均停用，使供电时间大大延长，共供电2小时40分钟。,（3）前期装置的事故处理预案编制一定要切实有效，才能在发生事故时按事故处理预案有条不紊的进行处理。,催化装置大面积停电事故,9,（4）净化风中断后，DN300，DN400放火炬阀失去动力必须现场手摇动作。,（5）因UPS随时有停电危险，将双动改至现场点动，全开。反应蒸汽均改为副线，并适当降低蒸汽量，最后除FIC101开大，其余蒸汽只过量即可。,催化装置大面积停电事故,10,（,6）因害怕长时间停电，床温过低，所以提前关主风事故蒸汽，开始闷床，致使在开起机101后，无法顺利并入再生器，耽误大量时间。如有下次类似事故，应提早进行卸剂。,（7）当时主风无法并入再生器，采用的措施：主风机切除后，投主风自保，给大事故蒸汽硬顶，然后关小蒸汽，自保复位，主风并入，同时蒸汽小范围来回开关。大量卸剂，这次估计共卸出100吨以上。通过大型卸料线向烧焦罐鼓风。通过炉101看窗往外放催化剂,催化装置大面积停电事故,11,（8）主风并入再生器后，因床温已很低，迅速安排喷油，由于喷油较快，催化剂床层温度下降不大。,（9）开始汽提段催化剂向再生器转剂时，WIC101、DI 102A同步下降，但WIC101由35降至17后，无论待生滑阀开度多大，WIC101、DI102A均不变化。分析为汽提段下格栅（100100）被焦块堵住。采用的措施：关死待生滑阀，降低反应压力，开大待生滑阀上的反吹蒸汽（DN80），开大锥体松动蒸汽FIC1131，用蒸汽向上顶。但WIC101、DI102A均不变化，分析可能WIC101指示的17均是焦块，实际汽提段已没有一点催化剂。于是决定缓慢向提升管转剂，事实证明推断是正确的。两器流化逐渐正常。,催化装置大面积停电事故,12,（10）分馏油浆在200时未安排倒引中压蒸汽加热，到170时倒引中压蒸汽加热时，油浆泵多次抽空，因循环量小，倒加热效果差，形成恶性循环。,（11）为保证两器差压，停电后双动滑阀未全开撤压，当时反应压力在60Kpa左右，控制再生压力在50Kpa，为带出沉降器中油气，提升管和沉降器各路蒸气全开。20分钟后，考虑到油气基本被带出，双动滑阀全开，再生器撤压至零。由于烟机入口碟阀关不严，再生压力未及时撤至零，烟机在停电后一直低速运转，机组润滑油系统高位油罐在5分钟左右即空，润滑油系统停运，造成机组轴瓦出现磨损，导致机102盘不动车。主要原因为再生器撤压过晚，今后类似事故再生器要在5分钟内撤压至零,催化装置大面积停电事故,13,事故经过：,2002,年,4,月,19,日中午,12:35,电器操作人员在检查,UPS,工作情况时将,UPS,切换至备用,UPS,供电，因备用,UPS,供电故障导致,DCS,控制器失电，,DCS,黑屏。当班操作人员立即将启动主风自保，关闭提升管各进料阀门和各滑阀，检查各自保阀动作情况。分馏和稳定岗位操作员按照主风中断事故处理，并立即去现场盯住各主要液面，各产品改不合格线。因为正值中午电器车间技术员下班时间，直至,20,分钟后,DCS,才恢复供电。,17,点反应恢复进料。期间未发生此生事故。,UPS,供电故障,DCS,失电导致装置停工,14,经验教训：,这次,DCS,失电故障是所有的事故处理过程中最危险的一次。,DCS,备用电源是两路供电，正常情况下一路出现故障，另外一路还能保证正常供电。,DCS,失电后所有显示全无，现场控制阀失去信号输入，所有操作都是在摸索的状态下进行的。需要操作工到现场检查自保动作状态和各关键参数，稍有疏忽就会造成严重的次生事故。虽然这次事故没有造成严重的影响，应该说中间侥幸的成份非常大。,UPS,供电故障,DCS,失电导致装置停工,15,当天正值催化,5,班当班，班长处理果断、班组人员多、技术力量强，车间技术人员及时赶到现场都是保证事故处理的关键因素。在处理催化大停电、,DCS,故障等重大事故时，务必要保证人员充足。同时事故处理组织者要冷静，考虑要全面。各岗位操作员要抓住所属岗位的关键参数，重点监控。第三是要保证好现场的通讯联系，出现问题及时协调处理。第四是制定详细的事故预案，并加强技术练兵。,UPS,供电故障,DCS,失电导致装置停工,16,事故经过：,2004年11月5日19：30，油浆上返塔控制阀（FIC-205）副线阀泄漏。立即降低反应压力，并从油浆泵出口集合管处截流，降低油浆循环量。分馏塔压力由正常的155Kpa降至75Kpa。至 16日2：10分，因现场不具备带压堵漏条件，被迫停油浆循环，油浆系统从换热器后给汽扫进分馏塔，分馏塔压力降至50Kpa。同时油浆泵开单台通过出口拿油线外甩油浆。泄漏点无油气后先进行带压堵漏，随后进行补板。至8：50分，泄漏点补板处理完毕，才开始逐步恢复油浆循环，逐步提高进料。,油浆系统泄漏事故处理,17,经验总结：,此次事故的处理，是车间第一次在不切除进料的情况下停油浆循环，为以后油浆系统问题处理提供了宝贵的经验。,（1）当油浆循环停时，反应油气带的大量的热量无法取出，必然会导致分馏塔底温度超高。这时，首先要降低处理量， 减少分馏塔底的热负荷。,（2）同时将回炼油下返塔提大来代替油浆循环上返塔，用原料补分馏塔底降低分馏塔底的温度。2009-2010年处理油浆系统泄漏事故时，借用了回炼油过滤器排渣线返塔流程，采取了用二中补分馏塔底的方法来降低塔底温度。,油浆系统泄漏事故处理,18,经验总结：,（3）,油浆外甩不能长时间中断，以维持塔底油浆系统固体含量不会超高。,（4）因为泄漏部位无法切除，反应系统大幅度降量降压，从油浆泵拿油线外甩油浆。分馏给汽向塔内扫线，待泄漏点具备条件后进行带压堵漏。随后再进行补板或者包盒子处理。这时外甩油浆温度高，联系罐区应注意油浆罐脱水，防止突沸。,油浆系统泄漏事故处理,19,事故经过：,2003年4月17日因为三机组现场控制盘失电（造成三机组联锁停机，主风低流量自保动作。20：30备机开机后，主风并入系统，开始单容器流化。在未喷油的时候两器流化能够维持，待生路线稍有下料不畅的现象，但同时汽提段密度失灵。18日0：30组织进料后发现两器藏量逐渐减少，直到再生器藏量无法维持。为了防止催化剂大量跑损造成装置无法恢复开工。 1：50将进料切除。在多次活动滑阀和汽提蒸汽后，8：00，系统藏量的总和逐渐从80吨增加到大约120吨，再生器藏量又恢复正常。再次重新建立两器流化并组织了二次进料，但是又发生了同样的现象：再生器藏量在进料后逐渐全空。20：00开始组织进行停工。,反应系统结焦脱落导致再生斜管流化异常,20,分析处理：,18日1:50切除进料后，在调整过程中，车间发现当下汽提蒸汽提降时，汽提段藏量随之变化明显（但是表量指示还在正常范围内），车间分析为汽提段有东西挡住了待生催化剂的输送路线，引起藏量和密度表的正负差压随着蒸汽量的变化而发生了变化，此时的藏量测量值已经无法反映其实际藏量，从而造成催化剂大量藏在沉降器中，在多次活动滑阀和汽提蒸汽后，在没有启用大型加料的情况下，到18日早上8：00，再生器、汽提段和烧焦罐各部分藏量的总和逐渐从80吨增加到大约120吨，再生器藏量又恢复正常，证明大量的催化剂确实是藏在了反应器中而不是催化剂跑损跑掉了。,反应系统结焦脱落导致再生斜管流化异常,21,打开反再人孔后发现在沉降器、内集气室结焦比较严重，同时大量焦块脱落造成汽提段隔栅上全部被焦块堵死，沉降器顶旋分器料腿被焦块堵死。,主要原因是机组UPS失电，在恢复生产过程中，由于备机开机需要时间准备同时再生系统由于设计藏量高又影响了主风并入的时间，沉降器在长达4.5小时的时间内温度降低过大，组织进行转剂两器流化时，沉降器内的焦块在一冷一热的过程中脱落到汽提段，从而使待生催化剂的下料堵死，无法进行开工，所以造成本此停工的根本原因是沉降器的结焦问题。,反应系统结焦脱落导致再生斜管流化异常,22,经验教训：,装置改为重油催化裂化之后，掺渣比上升，沉降器结焦的情况比以前更为严重。对于重油催化装置认识不足，没有预见到结焦对生产的影响。,（2,尽量平稳操作，避免装置生产波动或者切进料的情况，在检修过程中采取在沉降器内加大隔栅的方法，使沉降器顶的焦块落到大隔栅上，防止焦块落到沉降器锥体段。,33 工艺上进行了部分调整工作：适当的提高预提升段线速；保证进料雾化效果使用上终止剂中止二次反应保证催化剂活性适当提高防焦蒸汽和其它蒸汽量，降低油气分压。停止油浆回炼，改善提升管进料性质。,反应系统结焦脱落导致再生斜管流化异常,23,事故经过,2003年1月6日因气压机喘震造成反应压力超高，两器差压倒置，再生斜管下料不畅，提升管温度逐渐下降，因切断进料不及时，待生剂带油，催化烟囱冒黄烟。9：12切断进料。10：40进料恢复。,气压机喘震造成再生斜管下料不畅，造成切进料事故。,24,分析处理：,（1）,气压机喘震的主要原因是冬季气温低，气压机入口温度最低至不足30，富气中轻组分含量太多。,（2）,岗位调整不及时，未对富气温度过低的情况引起足够的重视。反应岗位操作员在发现沉降器压力超高后，放火炬不及时，造成再生斜管流化异常。,（3）,提升管出口温度滞后，提升管中部温度已经低于450，而操作工忽略了对提升管中部温度的观察，造成待生剂带油。,气压机喘震造成再生斜管下料不畅，造成切进料事故。,25,经验教训：,（1）,事故处理不够果断，气压机喘震后放火炬不及时。,（2）,反应温度自保温度点选取不合理。反应温度自保未能及时动作。（后来反应温度自保改为提升中部温度）,（3）装置改造后操作员对于新装置的操作不熟悉，应该进一步加强岗位培训。避免此类事故的发生。,气压机喘震造成再生斜管下料不畅，造成切进料事故。,26,因沉降器跑催化剂，,2009,年,11,月至,2010,年,4,月油浆系统多次发生泄漏。在处理过程中采取的方法都是切除泄漏部分，然后用扫线蒸汽将泄漏部位的油吹扫干净。然后再进行补焊或者包盒子处理。因为有,2004,年,11,月,5,日油浆系统泄漏处理经验，几次事故都处理得比较妥当。从这几次油浆系统泄漏的事故中，总结的经验如下：,近期油浆系统泄漏的事故处理,27,（1）,在保证正常生产的条件下，日常控制油浆固体含量在指标范围内。,（2）,发生泄漏后，立即切除泄漏部分，为防止个别阀门磨损无法关严，多关几道阀门切断。投用扫线蒸汽管网，将泄漏部位的残油扫至拿油线。待泄漏点无油气溢出后停汽进行堵漏。,（3）,如果泄漏部位无法切除，按照,2004,年,11,月油浆系统泄漏处理方法，反应系统大幅度降量降压，从油浆泵拿油线外甩油浆。分馏给汽向塔内扫线，待泄漏点具备条件后进行带压堵漏。随后再进行补板或者包盒子处理。因为外甩油浆温度高，罐区应注意油浆罐脱水，防止突沸。,近期油浆系统泄漏的事故处理,28,主风自保误动作切进料引起换热器泄漏,2005年5月23日16时，因仪表处理问题造成主风自保动作，装置切进料。在催化职工的共同努力下，装置恢复正常。本次切进料事故处理过程基本合理，操作很快恢复正常。但是，在事故处理过程中暴露了一些问题。,29,主风自保误动作切进料引起换热器泄漏,1、,原料系统由于憋压造成换热器出现轻微泄漏。装置恢复进料过程中发现原料换热器发生轻微泄漏，分析原因为：恢复进料前为减少原料换热，FIC213关至2%，此时泵201出口至FIC213压力较高。恢复进料时事故旁通线副线关至2扣，FIC213开至20，由于提升管进料需要缓慢提量，在提升管进料流量较小时整个原料换热系统发生憋压，造成换热器出现轻微泄漏。,30,主风自保误动作切进料引起换热器泄漏,2、换303由于降温较快出现泄漏。装置切进料后20分钟后操作人员发现换303壳程泄漏汽油。分析原因为：装置切进料后10分钟换303热源中断，稳脱三塔循环，造成换303降温较快，设备受热不均变形发生泄漏。,由于以上情况的发生，装置被迫推迟进料，处理设备问题。为今后避免此类问题得发生，车间要求在今后的切进料事故中注意以下事项：,31,主风自保误动作切进料引起换热器泄漏,1、切进料后事故旁通副线阀尽量晚关。一般情况下随提升管进料逐步恢复正常，事故旁通线副线逐步关小，严禁在提升管进料很小且FIC213开度较大的情况下关闭事故旁通线副线。同时切断进料后换热器热路冷路介质如有可能尽量缓慢降量，避免设备温度变化较大造成泄漏。,2、切断进料后稳脱岗位逐步关小TIC302,控制稳三塔循环量。分馏岗位与稳脱岗位协调好，逐步降低二中循环量直至中断，确保换303系统降温不能大于40度/小时。,32,稳定塔底液面失灵导致分馏冲塔事故,事故经过：,2001年11月12日12：12开始，塔-303底液面LIC-307失灵，室内指示假象，室内指示液面由54%缓慢上升（假象），致使LIC-307阀位开大，塔-303底实际液面于12：22被拿空，塔-303底重沸器换-303挥发线温度TIC-302迅速上升，由于TIC-302设定为自动，TIC-302温度迅速上升，其阀位迅速关小，12：26，阀位关至0%。由于换-303为分馏一中回流重要取热部分，在4分钟内换-303温控阀TIC-302阀位由90%关至0%，对分馏中部温度TIC-203影响很大，分馏中部温度迅速上升。12：33，由于一中温度过高，泵205抽空。12：35，由于轻柴温度过高，泵204抽空。分馏塔冲塔。,33,稳定塔底液面失灵导致分馏冲塔事故,分析处理：,操作员于12：24发现塔-303底液面假象，迅速联系仪表处理。12：30操作员发现分馏塔波动，迅速调整操作：1、反应配合适当降量，降温。2、轻柴、粗汽改不合格线。3、分馏油浆循环提大，TIC-229阀位手动关小，增大分馏塔底部负荷。4、提大分馏塔顶冷回流，控制顶部不超温。5、开轻柴补一中出口阀。6、稳定岗位、脱硫岗位三塔循环。,经过调整，分馏塔中部、顶部温度逐渐得以控制。14：00，泵205运行；14：10，泵204运行。分馏操作逐渐恢复。,14：30，其它各岗位恢复正常，15：45，化验分析粗汽、轻柴干点合格，改合格线。,34,稳定塔底液面失灵导致分馏冲塔事故,经验教训：,操作员未能及时判断液面假象，冬季生产仪表容易出现指示假象的情况。2010年2月，出现了与本次事故相同的情况，操作员反映稳定塔底温度大幅度波动，液态烃产量大幅度下降。稳定塔无法维持操作。但是塔底重沸器换303挥发线温度并未出现大幅度上升的迹象。而且室内仪表指示与室外液面计基本能对应。所以操作员排除稳定塔底液面过低的可能。经检查发现稳定塔其它操作参数并没有发生大的变化，而且当天气温较低，车间判断为仪表指示假象，稳定塔底液面空。经过联系仪表处理后，确认稳定塔指示假象，同时稳定塔底液面计冻凝，稳定塔底实际液面过低，造成稳定塔操作波动,。,35,稳定换304内漏引起碱渣线堵塞,事故经过：,2005年1月27日电离器碱渣抽出管线不通。电精制碱渣无法外送。但液脱碱渣仍能送出。判断为电离器抽出线堵。经过多次处理仍无法处理通。1月30日采取从电离器液面计下放空接胶带至抽出阀后放空，开泵拿碱渣。碱渣送至鲁液。2月8日电后汽油电后汽油出现腐蚀不合格的情况，多次提大加碱量后无效腐蚀不合格现象仍然存在。 2月14日整条碱渣线堵塞，处理时发现碱渣管线内有大量无色的结晶物。造成碱渣管线不通 。被迫对整条减渣线进行处理，于2月24日将减渣线处理通，并将换304切除。装置退碱恢复正常。,36,稳定换304内漏引起碱渣线堵塞,通过对碱渣管线内的结晶物进行定性分析，发现其主要成分是Na,2,S、NaSH，及其结晶水合物。产生大量Na,2,S结晶的前提条件是汽油中有大量硫化氢的存在，对稳定汽油中可能的增大硫化氢来源进行了分析，判断为H304出现内漏造成部分凝缩油混入稳定汽油中，造成稳定汽油中的硫化氢含量超高，在电离器中硫化氢与碱发生反应生成Na,2,S等物质溶于碱渣中。因为碱渣线距离长、使用时间久，伴热线漏点多，局部管线没有保温，造成溶于减渣中的Na,2,S在联合装置处管线内析出（此段无伴热），2月24日将H304切除。检修时对换304管束鉴定发现换热器上方管束多处坑蚀严重，局部腐蚀穿孔。,37,稳定换304内漏引起碱渣线堵塞,对壳程介质凝缩油中酸性水分析结果看，介质中含有大量氨盐，氨盐进入换热器后加热分解，,氨盐在换热器内分解、合成，反应的结果是，气相的H2S、HCl、NH3、向上走，壳程上部是H2S、HCl,而壳程下部是（NH4）2S、NH4CL。而壳程存在,液态水，,所以说，管束上半部分是湿H2S、盐酸腐蚀，腐蚀严重，而下半部分是氨盐，腐蚀轻微,。,38,稳定换304内漏引起碱渣线堵塞,经验总结：,按照以往的经验，换304内漏会引起电后汽油不合格，因而未能及时判断出换304内漏。从而导致整条碱渣线堵塞。,本周期催化装置运行时间长达2年半（2002年11月-2005年3月），原料中硫含量高，装置运行末期各种设备问题不断出现（2004年底油浆系统FIC205附线阀体泄漏，2005年油浆泵预热线泄漏），从本周期开始车间工作的重点向设备防腐和装置长周期运转的工艺优化转移以保证装置长周期平稳运行。,39,解析塔顶压力指示假象汽油质量不合格事故,2007年1月4日17：40稳脱岗位发现TIC301温度指示到140，17：45发现FIC309流量向下滑，容301液面很快到90。18：20反应降量，18：25粗汽油改不合格线，18：3020：00液脱停进料。18：10发现PIC3001指示假象，将PIC3001控制阀改手动全开，粗汽油改不合格线。18：30 FIC309开始有量，19：45粗汽油质量合格，改进稳定，各岗位恢复操作。,40,解析塔顶压力指示假象汽油质量不合格事故,分析处理,（1）解吸气量FI312自16：00开始逐渐减小；（2）凝缩油进料FIC309阀位逐渐开大，流量却逐渐降低。当时PIC3001室内指示失灵，PIC3001当时在自动状态，阀位关到零。塔301/2实际压力大幅上升。当时PIC3001室内指示比现场压力表指示低约0.5MPa，造成塔301/2憋压。泵301出口背压超过泵301扬程，引起泵301不上量。,41,解析塔顶压力指示假象汽油质量不合格事故,经验总结：,（1）未能及时发现PIC3001阀位关死是导致塔301/2憋压的根本原因。,（2）没有及时联系调度将粗汽油改不合格线，容301液面超高，险些造成次生事故。,（3）事故状态下，如容301液面超高，为保证机组安全，应该考虑及时将粗汽油改不合格线。,（4）为了避免出现类似事故，PIC3001阀位限位：50。自动状态下，PIC3001最小只能关到50，手动才可以关死。,42,解析塔顶压力指示假象汽油质量不合格事故,经验总结：,（1）未能及时发现PIC3001阀位关死是导致塔301/2憋压的根本原因。,（2）没有及时联系调度将粗汽油改不合格线，容301液面超高，险些造成次生事故。,（3）事故状态下，如容301液面超高，为保证机组安全，应该考虑及时将粗汽油改不合格线。,（4）为了避免出现类似事故，PIC3001阀位限位：50。自动状态下，PIC3001最小只能关到50，手动才可以关死。,43,净化风中断导致切进料事故,事情经过：,2007年3月16日5：12常减压装置泵016、017、018区域发生着火事故，装置内净化风总线被烧坏，造成仪表风中断，催化装置被迫进行紧急切断进料，同时被烧坏的还有装置内的催化23#线，直到18日23：50催化装置开始恢复进料。,44,净化风中断导致切进料事故,经验总结：,（1）仪表风中断，从早上5：22开始，到晚上19：50恢复，中间共经历了14.5小时，如果能够尽快的恢复供风，对整个操作的影响将会降至最低，供风恢复的越早，操作越主动。,45,净化风中断导致切进料事故,（2）、由于仪表风线恢复较晚，无法正常检测系统催化剂的藏量，虽多次活动再生滑阀，但由于无法准确判断催化剂在反再系统的分布情况，同时再生滑阀由于磨损情况导致关不严，阀体内漏，同时在处理问题过程中，控制反应压力高于再生压力，保持正差压操作，使得提升管内蒸汽经滑阀倒串入滑阀上部，并且仪表风中断时间过长，操作一直不能恢复正常，使得串入滑阀上部的蒸汽冷却成水，造成再生斜管内催化剂和泥，流化失常。在处理再生斜管流化问题的过程中采取了以下几个措施：反复活动再生滑阀； 处理再生斜管松动点；联系北岳公司采用高压水枪疏通；利用再生滑阀前的放空线，在再生滑阀前接了一条DN80蒸汽管线，从再生滑阀处向再生器内顶线。通过以上措施的处理，最终将再生斜管处理通，流化恢复正常。,46,净化风中断导致切进料事故,（3）、由于催化23线被火烧坏，常减压装置切断进料，容206无法正常从罐区收油，本次在恢复进料过程中收油从罐区经焦化23线，精制25线，催化柴油线，进容206收油，保证了烧焦罐燃烧油的用量 。,47,净化风中断导致切进料事故,（4）、由于本次是净化风中断，催化装置紧急切断进料，从车间主任到岗位操作员，从切断进料开始，配合检查漏项、恢复进料项目确认、保证分馏四路循环正常，直到恢复进料正常，大家都主动放弃休息时间，加班加点，每天二十四小时不间断的全力进行装置的恢复进料工作，天天如此，没有任何怨言，正是由于大家的团结一致，心往一处想，劲往一处使，才保证了装置的恢复进料工作的顺利进行。,48,待生滑阀阀杆断裂事故,事故经过：2004年某日零时30分，某炼油厂催化裂化,装置操作员发现沉降器料位上升，一再料位下降，待,生滑阀自锁报警，操作员将沉降器料位改手动控制，,消除阀位自锁后，发现待生滑阀阀位没有变化，现场,确认后改机械手轮操作，阀位仍未变化。经有关职能,部门确认，待生滑阀阀杆断裂，决定装置停工抢修。,49,待生滑阀阀杆断裂事故,事故处理：装置切进料后，检查确认，待生滑阀阀杆,断裂，更换阀杆后，装置重新组织进料，恢复生产。,原因分析：1、待生滑阀阀道吹扫蒸汽量过大，长时,间冲刷造成阀杆断裂,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。,50,待生滑阀阀杆断裂事故,经验教训：,1、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、阀道吹扫蒸汽由原来的不间断吹扫改为定时、定量吹扫。,3、待生滑阀阀道吹扫蒸汽孔板副线用盲板盲死。,51,分馏塔底液面满导致再生器超温切进料事故,事故经过：1990年4月，某厂催化装置由蜡催改为重 催后首次开工，装置喷油后生产逐步正常，但5小时后操作人员发现沉降器压力上升，同时发现反再压力倒挂，再生温度急剧上升，操作人员立即降量，但第一再生器、第二再生器温度继续迅速上升，二再温度超过800度，一二再生烟道管线发红，CO锅炉炉膛超温，装置被迫切进料。,52,分馏塔底液面满导致再生器超温切进料事故,事故处理：1、切进料后，发现仪表问题多，联系仪表校验并进行全面清查。,2、停进料，启用两台油泵通过油浆紧急放 空线控制分馏塔底液位。,3、次日8点装置重新组织进料，恢复生产。,53,分馏塔底液面满导致再生器超温切进料事故,原因分析：1、装置改造后，仪表工没有及时检验仪表，分馏塔液位失灵，导致塔底液位满，淹没了反应油气进分馏塔入口，使沉降器憋压，待生剂带油，造成再生器超温。,2、操作人员未及时联系校表，也没有从物料平衡上判断出生产异常，在液位失灵情况下，一直采取回炼油补塔底来控制液面,3、外操没有及时对分馏塔底液位指示和现场玻璃板进行核对。,4、装置改造后操作人员缺乏经验。,54,分馏塔底液面满导致再生器超温切进料事故,经验总结：1、装置进行检修、改造后，对重要设备、仪表等关键设备要进行确认和试运行，确保开工阶段主要设备运行正常。,2、操作人员对生产中出现的异常情况要进行多方面判断和确认，对新工艺、新设备要心中有数。,3、一旦出现异常，要及时汇报和作出正确处理，处理要果断。,55,分馏塔结盐事故,事故经过：1998年3月某厂催化车间分馏系统出现不正常现象，沉降器至分馏塔压降上升20KPa左右，反应降量操作，压降也无明显下降，分馏塔顶的温度调整也不灵活，塔顶温度变化与粗汽油罐液面的变化没有规律可寻，汽油干点控制不灵活，经常出现粗汽油干点不合格的情况，汽油、轻柴油馏程出现严重重叠现象，塔顶石脑油循环回流泵出现抽空，柴油经常没有抽出量。根据以上情况判断为分馏塔结盐。,56,分馏塔结盐事故,事故处理：主要采取水洗方法：,1、分馏塔顶循系统泵出口大量注入除盐水。,2、降低反应温度和反应进料，调整再生器烧焦负荷，维持反应低负荷运行。,3、大幅降低分馏塔顶温至100度以下。,4、通知罐区注意切水。,5、顶循系统、柴油系统采样分析，当其中明显带水且水中铵盐含量大幅降低后停止洗塔。,6、操作全面恢复正常。,57,分馏塔结盐事故,原因分析：装置当时加工的渣油为进口常渣。进口常渣含盐量高。同时掺炼焦蜡中的有机氮化物也可发生分解反应生成氨，从汽油采样口结盐和洗塔排水的离子分析都说明了结盐的主要成分为氯化铵。氯化铵的分解温度为338度，只要低于这个温度就要氯化铵的存在。分馏塔顶部温度较低，塔顶石脑油循环回流返塔温度约90度，低于水蒸气的露点温度（水蒸气分压在0.0350.050MPa时，水蒸气的露点温度在105110度之间），塔顶循环回流在下流的过程中由于传热的不均匀性，肯定有液相水出现，水迅速溶解气相中的氯化铵颗粒而成为氯化铵溶液。,58,分馏塔结盐事故,在下流的过程中，随着温度的升高，氯化铵水溶液失水浓缩而成为一种黏性很强的流体，和铁锈、催化剂粉末一起沉积附着在塔板及降液管处，堵塞降液管，使回流中断，造成冲塔。,59,分馏塔结盐事故,经验总结：1、不停工进行分馏塔水洗，稳定系统基本不受影响，但必须注意柴油闪点降低对安全生产的影响。,2、操作中要增设监控手段，加强分馏粗汽油罐底部含硫污水的分析，一旦发现铵盐含量超标要及时采取措施。,3、加强原料管理，换罐必须有分析数据。,4、高含盐原料必须经过处理才能进催化装置。,60,其他事故,分馏塔油浆系统堵塞,换热器内漏造成操作大幅波动,主风机入口管线结冰造成连锁停机,61,在生产装置发生的事故，大部分是可以避免的。而随着近几年装置改造和扩建，以及操作人员的老化和更新，部分职工对新的知识掌握度不够，责任心不强。以及设备、仪表的问题日益增多，还是出现了很多不应该发生的事故。下一步对于催化的事故处理和预防计划采取以下几个步骤：,总 结 和 建 议,62,进一步完善事故预案的编制和整理，尽可能完善可预见的每一种事故的处理方案。,加强岗位操作人员的培训和练兵，提高职工的整体技术素质。,随着设备改进和操作的规范化，职工在现实中实际处理事故的机会越来越少。充分用反事故演练的平台，加强职工的应急处理能力。,充分利用经验丰富的老职工的实际经验，发挥车间技术员的技术优势，带动整个车间人员技术素质的提升。,总 结 和 建 议,63,加强对职工技术骨干的培养，让催化的技术骨干保持梯队式发展的趋势。,鼓励跨岗位学习、练兵，培养一专多能的操作能手。,总 结 和 建 议,64,谢谢大家,65,