三胺事故汇编

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1、反应器给料泵P3103B隔膜破事故一、事故经过2004年5月25日中午，突然发现反应器给料泵P3103B不打量，且伴有异常响声，电流波动，立即倒A泵运行，发现也有异常响声，但过一会反应器给料泵P3103A逐渐正常，怀疑是反应器给料泵P3103B入口有结晶块堵塞所致。下午16点钟，用水试P3103B运行正常，随即准备倒泵，发现P3103B入口堵塞，处理通之后，泵体引液排气正常后隔膜复位，启动泵，倒过之后发现P3103B不打量，又立即倒反应器给料泵P3103A运行，在打开反应器给料泵P3103B的出口导淋时发现大量的油流出，确定是隔膜已破，需要解体检修。二、原因分析P6103B解体检查发现，东侧两

2、个缸的隔膜已破，而且是由油侧向工艺侧打破的，造成这种现象的主要原因有以下几方面的原因：1、反应器给料泵P6103B开泵之前，隔膜未复位。（引液前隔膜定位不起作用）2、反应器给料泵P6103B引液不彻底，造成两个缸的工艺侧无尿液（水）或无压力。3、反应器给料泵P6103B倒泵之后，加负荷太快。4、反应器给料泵P6103B运行中，入口管线堵死或无尿液进入缸头，泵汽化。5、反应器给料泵P6103B液压室油位低，柱塞未经过缓冲直接接触冲击隔膜。6、反应器给料泵P6103B隔膜老化或隔膜存在质量缺陷。三、事故教训及防范措施1、正常运行时，要保证反应器给料泵P6103B入口畅通，给料稳定，避免反应器给料泵

3、P6103B汽化运行。2、启动反应器给料泵P6103B时，要先隔膜定位并引液排气充分，。3、反应器给料泵P6103B运行时，保证液压油室油位正常。4、反应器给料泵P6103B运行时，加减负荷不要太快；出口压力避免大幅度波动。5、主控正常生产时注意反应器给料泵P6103的电流、转速。及时调整浓缩系统的温度与液位。防止反应器给料泵P6103汽化。尤其是低负荷状态下，防止缩二脲结晶过多。6、启动泵时要严格按照及泵启动程序进行启动或倒泵，蒸汽夹套一定要预热充分。P6105B打量不好的现象和处理措施事故一、事故经过2011年4月2日14:35主控室发现FIC-61064流量突然下降，PI-61066突然

4、降低，PIC-61063阀位关小，通知现场人员检查倒泵。14:47氨流量降至零，15:10主控室手动开大PIC-61063至60%,降低反应器内部压力，现场启动备用泵15:15FIC-61064显示流量，反应器底部氨恢复正常。处理过程前后用了半小时，倒泵中由于备用泵副线阀手轮坏，现场缺少工具，给启动备用泵后无法快速提压，延误10分钟时间，幸好未出现反应器进口管线堵塞现象发生，避免一次事故发生。二、原因分析现象:4月2日14:35主控室发现FIC-61064流量突然下降，PI-61066突然降低，PIC-61063阀位关小。原因分析:1、判断氨泵突然打量不好，可能是隔膜破损或止逆阀卡涩。2、V6

5、104氨槽液位低，泵入口压力低，造成泵打量不好。3、泵的液压室油位低，造成泵打量不好。4、泵的入口氨存在杂质，造成止逆阀卡涩或隔膜损坏。5、泵的0型环发生脆裂损坏、泵的双作用阀损坏。四、预防措施1、联系仪表给FIC-61064、PI-61066设定低报警和低低报警并增大辨识音量信号。2、P-6105A/B等泵所有手轮恢复好，现场工具配备齐全。3、加强培训，提高认识，处理中快速手动降低反应器压力至6.5MPa,通知现场倒泵。4、V-6104玻璃液位计恢复正常，联系仪表定期检查调 校LIC-61071确保指示准确。5、保证备用泵始终冷泵并定期倒泵或试泵正常备机。6、加强巡检质量。川化三聚氰胺反应器

6、事故一、事故经过2005年9月10：30左右，川化集团三聚氰胺装置反应器R101负荷为100，操作人员发现熔盐槽V122压力PIC7014有上涨趋势，熔盐槽压力控制阀PV7014阀位开度增大，通过对放空的多次分析确认，放空中无CO2,因而判断为氨加热器E104泄漏，于18：45,反应器R101进行停料升华处理，升华期间，熔盐槽V122压力维持0.05MPa,熔盐槽压力控制阀PV7014的阀位一直维持在8595%之间，系统未见异常。9月5日16：00，装置在准备作停止升华时，熔盐槽V122压力突然加速上涨，V122放空管防爆板破裂，大量熔盐进入水泥槽，立即停熔盐泵P129回盐，R101缓慢卸压，

7、事后测量熔盐槽V122液位由原来的1040MM下降到610MM,反应器未升华完的三聚氰胺将反应器底部进料管线及氨加热器E104氨和熔盐两侧管线堵死，反应器熔盐腔法兰泄漏，熔盐槽熔盐变色，碱度很高。熔盐经川化研究院ICP分析：Cr:714PPM，Ni:96.9PPM，Ti:72PPM，Mo:80PPM，Ca:19PPM，Mg:16，Na:22%，K:31.8%，NO2:9.73PPM，NO3:0.2742%，NaOH:61.79%，PH:14。事故发生后，打开熔盐管箱出口封盖，抽出刺刀内管管束及管板，然后抽出刺刀管外管管束进行清洗检查，损坏及缺陷情况如下：1、刺刀管外管管端（C-276）及管板经

8、川化PT检测发现刺刀管外管与管板焊缝垫影响区共有102根环形裂纹（共179根），管板与管箱内外、筒体焊缝热影响区存在不同程度环状裂纹。2、刺刀管外管管板孔内壁抽出外管后对管板内孔PT检查，发现个别管板孔内壁有网状裂纹并贯穿于管板上、下表面。如图二。3、刺刀外管内壁刺刀外管(C-276)经涡流探伤结果如下：1）川化检测结果：共173根管子存在可记性缺陷。2）泸天化检测中心检测结果：刺刀管:66根存在可记性缺陷；刺刀管套管：63根存在可记性缺陷。4、刺刀管管外壁宏观检查外壁粗糙，外壁均匀腐蚀减薄约0.30.5MM。5、氨过热器E104经水压试漏内管（C-276）直管段母材爆裂。6、熔盐泵P129叶

9、轮腐蚀严重，有很多坑点，基本报废，泵出口法兰严重腐蚀。二、原因分析氨加热器E104氨管爆破使氨泄漏至熔盐系统，氨与熔盐反应，使温度、压力急剧上升，使熔盐槽V122防爆板破裂，熔盐排放槽内的水又进入熔盐从而火上浇油，发生剧烈反应造成以上结果。三、事故教训及防范措施1、发现E104泄漏不管多大，要立即停车检修，以防事故扩大；2、熔盐系统进氨，不管多少，要立即分析原因，消除隐患，对熔盐成份进行分析，碱度超标予以更换，不可再运行，防止对反应器R101造成损坏。3、关于OH对哈氏合金C-276的腐蚀机理尚不十分清楚，需要做进一步的试验研究。4、氨加热器E104直管段大修时无法检测，应尽早改为电加热。反应

10、器固化事故一、事故经过2002年11月21日15：30分，熔盐槽进氨压力高造成防爆板爆破，系统紧急停车，关闭反应器进口阀，从放空管线加氨保持压力维持反应器运行，检查氨过热器和反应器是否泄露。后发现进氨的原因是在置换新三胺界区氨管线时，操作工将氮气管线接至去复合肥的氨管线上，氨倒到氮气管网里，然后进入熔盐槽。在检查E3104和回装爆破板时，由于反应器的温度降的较低，出口管线堵塞，晚上23：00在系统恢复开车时，发现进出口管线全部堵塞，当反应器的温度涨至380时，出口管线畅通，在随后处理入口管线时，由于PV31063手动控制，反应器压力不稳，当压力降至60bar时，反应器顶部温度降至346，出口管

11、线又发生堵塞。然后用HV31088控制反应器的压力。11月22日上午处理进出口的管线，将TIC37026温度升至450。用FI31129判断HV31131前是畅通的，用HV31094的氨冲洗判断HV31094阀后管线是畅通的。中午在处理进口管线时，HV31131开关几次，忽然畅通，但为了防止物料堵塞放空管线，随后又将HV31131关闭，按照外商提供的意见，每隔20分钟，HV31131开关一次，但在第3次开关时发现进口管线又堵塞。由于HV31131开了几次，反应器的物料被带到放空管线，HV31088开度越来越大，用PV31063的氨冲洗反向处理出口管线，效果不见好转。至晚上19：00放空管线堵塞

12、，至此，反应器进出口管线全部堵塞，开始固化。由于PI31304的氨冲洗也不通，反应器的压力看不到。我们分析堵塞处理不通的原因：FI31130氨冲洗不通，反应器加不进氨，副产品太多，带到出口管线易堵塞；恢复开车时反应器的温度提的不够高，应及时将TIC37026提到450；进出口管线堵塞时应先出口再进口。二、原因分析1、二套三胺开车期间，操作工对系统不够了解， 操作思路不清晰；2、没有深入吸收消化技术；3、操作经验不足，对事故判断处理能力缺乏；4、操作责任心差，没有认识事故的严重后果。5、设备存在设计缺陷，原来E-3104氨过热器是熔盐加热，给分析判断处理造成失误、迟缓。四、解决及采取措施将F31

13、01打到冷却位置，反应器进出口阀门关闭，停掉电伴热。 当TI37042降到210时，停熔盐泵，熔盐排进熔盐槽。 有必要的话，启动导热姆通过反应器循环降温。23日17：00TI3145为292，外层温度220，老外认为仍然较高。24日8：00，TI31145降至286，顶部降至180，11：30分按老外的建议，先拆HV31088填料氨冲洗的法兰，再拆FIC31081至HV31088氨冲洗的法兰，随后拆开PI31304氨冲洗的法兰和HV31088前的大法兰都没发现压力和氨出来，（在用手轮打开HV31088时，发现有氨出来，但随后就一点也没有了。）14：30分仪表拆走HV31088，15：00化工三

14、班用低压蒸汽软管吹扫放空管线，15：30分，一声巨响，放空管线突然畅通，反应器的压力降为0，实际上堵的部位就是安全阀的一个短节，（在放空时将HV31088的氨冲洗管线吹弯，机修重新将夹套管修正和补焊）检查HV31088、HV31094发现堵的较严重，PI31304的导压管及氨冲洗角阀也堵的较严重。分别用低压蒸汽很轻易的就吹通了。17：30分机修将HV31131拆走，此时TI31145为280。18：00开始冲洗反应器底部管线，26日8：00仪表回装HV31131，由于FI31130管线不通，机修进行割管，17：00机修开始焊接FI31130的氨冲洗管线，27日3：50分恢复开车。（在此期间，用

15、C3101的水反向冲洗反应器的出口管线。C3101加水，压力提至3MPa）急冷尾气管线堵塞事故一、事故经过2003年3月19日，三聚氰胺装置都在100%负荷下运行，23点半左右急冷塔尾气管线堵塞，现场检查尾气和尾气加入的冲洗水量均正常，因尾气管线吹扫蒸汽不通，系统停车处理。2011年3月8日，三聚氰胺装置都在120%负荷下运行，10点左右尾气超压，反应器紧急减负荷处理，现场打开阀门吹扫蒸汽处理，同时检查尾气伴热和加入的冲洗水量等管线运行状况，因处理及时方法得当，系统在10点30分左右恢复正常。二、原因分析1、尾气管线伴热蒸汽压力低、伴热管线堵塞和不畅、疏水器故障或堵塞，使伴热效果不好。2、尾气

16、管线内加入的冲洗水量少，使尾气的氨和二氧化碳含量相对升高，结晶点升高，甲胺结晶堵塞。3、三聚氰胺反应器负荷，使急冷塔汽项相带出来氨和二氧化碳含量高，结晶点升高，甲胺结晶堵塞4、人员操作或仪表设备等原因，造成尾气冷凝的调温水系统温度低，使甲胺在冷却器中结晶堵塞。5、急冷汽相带液，大量三聚氰胺带到尾气冷凝系统，是设备堵塞。三、事故教训及防范措施1、正常生产时，应将一套三胺尾气送往打尿素，引大尿素的碳铵液吸收尾气的氨和二氧化碳；将二套三胺尾气送往小尿素装置，并将调温水系统的操作温度提高到95C以上，使操作温度远离尾气的结晶88C 92C尾气；提高操作弹性和尾气系统的抗干扰能力。2、保证尾气管线的伴热

17、蒸汽压力和温度，并保证伴热管线运行正常。3、保证尾气管线时刻有足量的冲洗水进入；或是引大尿素碳铵液在4.5吨以上，使其足够尾气中的氨和二氧化碳。4、加强对尾气组分的监控分析，根据尾气组分的变化及时作出相应的调整。5、加强培训，提高操作水平；加强教育，提高责任心；保证及时发现及时处理。离心机SP3101下料斗堵塞事故一、事故经过2005年2月10日， 9点半主控发现干燥器温度TI34056有较为明显的上升趋势；大约10分钟后，离心机SP3101电流突升至205A；30秒后，离心机SP3101转速、电流突降，电流一直降到110A，而扭矩正常。现场检查发现离心机SP3101下料斗堵塞，离心机SP31

18、01液力耦合器的易融塞融化。二、原因分析事后经分析离心机SP3101液力耦合器的易融塞融化，是由离心机SP3101下料斗堵塞直接引起的；所以对离心机SP3101下料斗堵塞的原因进行了分析，总结如下：1、下料斗震荡器功率低、跳车或工作不正常。2、三聚氰胺装置长时间低负荷运行或三聚氰胺料浆浓度稀时，离心机SP3101固相端易带水，下料斗和螺旋输送器ME3151进水，当离心机SP3101负荷加起来后，三聚氰胺在下料斗处粘壁，引起堵塞。3、螺旋输送器ME3151停或送料不畅。4、离心机SP3101液相围堰调节不合适，使离心机SP3101固相带水，三聚氰胺在下料斗处粘壁，引起堵塞。5、离心机SP3101

19、负荷太高或螺旋输送器ME3151输送能力小，使离心机SP3101下料斗积料。三、事故教训及防范措施1、现场要确保使离心机SP3101下料斗震荡器工作正常，及时发现震荡器及时处理。2、主控加强对离心机SP3101运行参数的监控，如：电流、扭矩、振值等；发现异常及时处理。3、主控应对干燥器温度TI34056温度变化加强监控。若干燥器温度TI34056出现不明原因上升时，通知现场检查下料斗。如果确认下料斗堵塞，立即关小离心机给料阀FV34028或离心机SP3101断料，必要时停离心机。4、加强巡检，确保振荡器与螺旋输送器ME3151的运行正常。5、振荡器出现问题检修期间，现场要定时频繁敲击下料斗，避

20、免堵塞。6、装置满负荷时，加强对离心机SP3101下料水含量的检测，若出现水含量高，及时调整处理。7、对离心机SP3101下料和螺旋输送器ME3151进行改造，增大输送能力。8、离心机SP3101下料震荡器更换为大功率的。空气鼓风机K3181皮带断造成三胺气体输送管线堵塞事故一、事故经过2003年5月25日1920 ，K3181B皮带老化断裂，由于当班主控及精制岗位人员巡检不力，到2254才采取措施，造成输送管线严重堵料，干燥器积料6吨多。不得不拆开输送管线，打开干燥器取样口就地排放。前后持续3个半小时。 26日038料仓受料，140系统恢复正常。因处理不当，气动输送管线被敲变形。K3181A

21、安全阀长时间起跳，密封面损坏而泄漏。二、原因分析1、K3181B皮带老化断裂。 2、皮带质量不好。3、PAXL35030切除，未引起ME3181联锁跳车。4、料仓换向阀没开到位。5、干燥器温度低，料湿，有结块。6、现场人员巡检不到位，留有死角。7、主控人员巡检不力，思想麻痹大意。料仓长时间无产量，没有引起重视，而是怀疑仪表有问题，错过时机，直到包装人员发现干燥器密封漏料，才引起注意。三、事故教训及防范措施1、加强责任心，提高巡检质量。现场人员发现出口压力表没有压力、压力表指针不波动，要及时检查皮带是否断裂。2、当主控人员发现出口压力低报警时，要及时派人到现场检查皮带是否断裂。3、发现旋转阀ME

22、3181联锁跳车时，要及时查看皮带. 4、当前系统运行正常，而没有产量时，及时查看皮带.5、及时查找干燥器温度低的原因，避免三胺结块。6、建立台帐，定期不定期检查，发现老化或磨损，及时更换。7、联系仪表人员将PAXL35030联锁值由现在的10Kpa调到5Kpa，现场投用这块表，主控解除联锁旁路。8、技术人员对全装置的皮带传动的运转设备提出事故预想。氨汽提塔C3106塔盘变形事故一、事故经过自开车运行以来，经常发现本系统时时出现窜液和压力波动的现象，在2001年45月大修期间，打开氨汽提塔人孔进行检查，共检查12块塔盘，发现第7块塔盘脱落吹翻，第9、14块塔盘有轻微变形，观察发现塔盘受向下冲击

23、力的影响很大。二、原因分析1、从塔盘脱落吹翻以及变形的情况看，观察发现塔盘受向下冲击力影响很大。2、外商提供氨汽提塔的正常负荷100%进料量为26401.6kg/h，按110%负荷的进料量为28800kg/h，如表2所示开车以来不同负荷下对应物料进出量。如表2收集的数据分析，氨汽提塔负荷高出设计能力28800kg/h，有时高达3400035000kg/h，造成负荷高的原因是前系统母液多，如果不及时回收就会使母液槽液位上涨而溢流，不仅有损失，而且污染环境。负荷高进、出料不易控制平衡，物料在塔盘停留多，停留时间长，塔盘承受向下的重力增大，极易使塔盘受力变形；开停车频繁，加减负荷多而快与蒸汽调节不匹

24、配，升温、升压、降温、降压速度快，也会造成塔盘疲劳受损产生变形；蒸汽不稳引起热负荷不平稳，热量过多，气流向上汽提的量大，热量过少，液体向下流动的量大，易产生偏流，引起塔盘局部受力大，都可能引起塔盘受力变形。3、造成母液多的原因：（1）、切换结晶器时，为了尽快拉S3103的液位离心机负超过设计能力28287kg/h，有时高达3400035000kg/h，分离的母液量多。（2）、按外商要求，结晶器热洗一段时间要定期置换加新鲜脱盐水，保证结晶器热洗效果，要求排放的热水送往离心机，致使分离的母液量多。（3）前系统调整水量不平衡，往后去的溶液量多，造成离心机负荷大。a、急冷塔、CO2汽提塔加入的急冷水和

25、稀释水多；b、由于CO2汽提塔压差高问题，造成汽提效果差，冲洗塔盘往后去的溶液多。据初步统计从2000年5月2001年5月冲洗塔盘40多次，严重影响系统的运行；c、蒸汽参数的不稳定，造成急冷、CO2汽提塔热平衡失调，往后系统送的溶液多。（4）、操作的不合理，班组间为争产量，造成操作上的诸多不合理因素，致使系统负荷增大。4、开停车频繁，蒸汽不稳时常中断，前系统不稳定，造成系统加减负荷频繁，加减负荷与蒸汽调节不匹配，易使设备疲劳损伤。5、操作上没按操作规程办事，工艺指标控制不合理，随意性调整太频，加上操作工对系统的认识水平有限，在加减负时过快，升温、升压、降温、降压没有量的意识，缺乏动态超前意识，

26、不注重“一伸手”。6、仪表存在的不利因素，TIC32101、FIC32074调节线性差，反应滞后，塔的压力、压差经常堵塞造成指示不准，给操作带来许多困难；设备设计存在缺陷，特别是再沸器（E3114），现场蒸汽不易控制。三、事故教训及防范措施1、降低前系统来物料，改变以往离心机负荷过大母液多现象。（1）、限制离心机负荷32000kg/h,氨汽提塔负荷30000kg/h，调整降低急冷、CO2汽提塔的水量。（2）把热洗结晶的定期排放水改送往前系统S3104，既不影响产量，又能提高系统的水质。（3）结晶器切换时，氨回收系统提前加负荷，降母液槽V3113的液位，待切换完结晶器后拉S3103的液位，离心机

27、负荷高，不会影响氨回收负荷，这样避免氨汽提塔负荷过大很有好处。2、加强与调度、合成、尿素的联系，尽量稳定蒸汽系统宁高勿低，当蒸汽动或断蒸汽时，要及时调整氨汽提塔的负荷、热输入，特别是加减负荷要缓慢进行，以免升温、升压、降温、降压过快。3、严格控制工艺参数，杜绝超负荷、超温、超压现象发生；加强培训力度，提高操作水平，勤思考，勤观察，调整时据实际情况要有超前、量的意识，更要把整个系统连贯起来考虑，提高操作员分析判断处理问题能力。 4、加强巡检质量，发现问题及时处理；对仪表、设备等设计存在问题，目前没有解决办法，只有在操作中以不变应万变，提搞对氨回收的认识，总结经验，收集数据，为操作稳定打下坚实基础

28、。氨洗涤塔C6105填料堵塞事故一、事故经过进入2004年下半年以来，K6152出口压力持续上涨，至2005年元月份，K6152出口压力上升至9KPA，在频繁长期冲洗K6152气相管线后未见好转。2005年2月1日拆除了K6152出口8”盲法兰，干燥系统调整后运行正常。由此看来，影响干燥系统真空的主要原因集中在K6152出口气相管线和C6105塔。检查C6105塔身发现：塔体下部温热，上部较凉，而且出气口气量很少，根据这一现象，决定2005年2月2日对C6105填料进行检查，拆C6105下层填料上手孔检查发现鲍尔环上粘有浆糊样粉红色污染物，在打开下层填料卸料口发现下层填料比较干净，很少见到上述

29、污染物，从拆卸处的填料看，只在下层填料的上部出现了堵塞，从此可以判断出上两层填料的堵塞应该比较严重。随即决定拆卸上两层填料，拆卸情况证实了上述的判断。在拆卸下层填料时，把K6152出口8”盲法兰临时封死，C6105下层填料卸料孔和上手孔打开，K6152的出口压力仍然很低，证明K6152出口气相管线没有堵塞的情况。C6105三层填料用脱盐水仔细冲洗干净后于2005年2月3日回装完毕，2月4日各个法兰复位后投用，K6152的出口压力在3KPA左右，C6105上部放空出口正常。二、原因分析1、本次拆卸填料情况显示上层填料堵塞最为严重，中层填料稍好于上层，而下层填料仅仅上部有一小部分出现堵塞，从分布情

30、况和污染物状态，我们可以判断污染物来源于废水处理过的水，污染物应该是OAT（三聚氰胺一酰胺与三聚氰胺二酰胺的混合物）与少量三聚氰胺的混合物。 2、结晶器、NH3-CO2吸收塔、甲铵液缓冲槽等漫液也会堵塞氨洗涤塔填料。三、事故教训及防范措施1、废水系统开车后必须在分析合格后才能送入C6105进行回收利用。2、正常操作中废水系统负荷、水解器温度、汽提塔底部温度必须严格控制。3、严格根据分析结果进行废水回收利用。4、一旦出现水解器，汽提塔断蒸汽等严重影响回收水质的情形，必须就地排放，严禁送往C6105进行回收。5、严格控制各槽罐液位，严禁冒液。6、发现氨洗涤塔有结晶堵塞现象，要及时用脱盐水冲洗。7、

31、堵塞严重时，要计划热洗或酸洗填料。高压氨加热器E3103泄漏事故一、事故经过2003年8月1日20：30分反应器底部的温度突降，TI31109降至177（正常时，在负荷118%时应为205），判断为由于高压氨加热器E3103漏量突然增大导致氨加不进反应器，立即将系统的负荷减至最低，发现TI31109波动较大，说明氨是一股一股的进反应器，而不是连续的进，经请示总调，停尿液浓缩系统，反应器底部加氨对反应器内部进行稀释。为避免反应器入口管线堵塞，采取如下措施：1、将反应器的温度提高至420。 2、向反应器底部加氨，以稀释反应器内部的浓度（本次用12小时）。3、关闭HV31131后，利用FI31098

32、通过排放管线第一切断阀向反应器底部加氨。4、由于氨止逆切断阀内漏，关闭FI31130和FI31129的根部阀，将高压氨加热器E3103通过FV31064后的导淋进行卸压排放。5、拆除高压氨加热器E3103蒸汽疏水器，接临时接管加脱盐水进行试压查漏，发现有两根列管泄露，立即进行堵管。6、高压氨加热器E3103抽管束换垫后复位。（总用时9小时）7、开车时在开HV31131之前，投FI31129、FI31130的氨冲洗，打开FV31064，通过氨止逆切断阀的放空提高氨的温度至TI31110：300以上。再打开HV31131，用时10分钟处理通入口管线。二、原因分析1、本次高压氨加热器E3103列管泄

33、露与上次泄露的部位一样，都是在第一管程，主要是因为管壳程温差太大（温差达300）。2、由于高压氨加热器E3103前的氨管线较短，没办法加蒸汽夹套进行提温， 3、高压蒸汽管网压力波动大。三、事故教训及防范措施1、反应器底部加氨量不能过大。2、采用加副线的办法，当高压氨加热器E3103泄露时，通过副线将高压氨加热器E3103切出，而不影响装置运行。3、稳定高压蒸汽管网压力。4、高压氨加热器E3103引氨前，要先投壳侧的高压蒸汽，然后缓慢引氨，避免高压氨加热器E3103超压。氨回收系统波动事故一、事故经过2005年8月，氨回收系统先后出现两次严重操作失误：1、一套三胺因更换FT3181的滤袋须停第三

34、回路，为稳定氨回收，化工班组把LV32132由C3103改至V3113,由于工作失误恢复开车时未能及时改至C3103,使CO2和NH3不断的在氨回收系统形成恶性循环集聚，造成C6106底部不合格、E3115A、C6107在C6106顶部温度很低的情况下严重超温，CO2上窜严重，导致P3119A/B和P-3120A/B严重汽化,造成精制系统无法配氨等严重后果，长时间的超温，泵的汽化和处理加水还造成V3116满液。这件事情为我们敲响了警钟，暴露了我们事故判断能力和操作经验的不足。2、8月30日，二套三胺操作人员在主控操作时，把氨回收压力调节阀PIC62143A/B/C串级调节回路设置错误，长时间未

35、发现处理，造成液泛现象发生的严重后果。二、原因分析1、对系统不够了解， 操作思路不清晰。2、没有深入吸收消化技术，操作水平有限。3、操作经验不足，对事故判断处理能力缺乏。4、操作责任心差，没有认识事故的严重后果。5、设备存在设计缺陷、塔盘吹翻腐蚀严重。四、解决及采取措施氨回收系统是一典型的汽提精馏操作单元，在整个装置中具有相当重要的位置，操作中应给予足够的重视，以保证系统的稳定。1、在氨回收系统中，NH3和CO2是挥发性组份，水、ME、OAT等为不挥发组份，其中ME、OAT等物质被视为惰性物质，在氨回收系统中，用蒸汽加热把NH3和CO2从液相蒸出，其中CO2的量相对较少，在E6115A中经降温

36、后可全部被液相吸收冷凝，而未被液相吸收冷凝的大量的NH3和微量地 CO2沿C6107上升过程与回流氨逆相接触，最后形成纯净地气氨在E6115B和V6116中冷凝回收，而CO2以C6107底部液相的形式通过LV62132送到C6103,形成急冷水，达到全部回收的目的。故而氨回收系统应遵循汽提精馏单元以及甲铵液的特性进行操作。正常操作中，在一定的压力下，C6106、C6106各点物料的组份与该点的温度是一一对应的，也就是说，1)、C6106底部温度要求控制207，即纯水在1.7MPa下的沸点温度，换句话说，在C6106底部，CO2和NH3要被全部蒸出；2)、C6106的顶部温度的高低与气相中所含的

37、水分即底部加热蒸汽相对负荷的高低有密切关系，加热蒸汽相对负荷加得多了，蒸出的水分就会相应增加，温度升高，相反，温度会下降，而该点温度的高低对C6107底部液相的温度有很大影响，故而应通过及时加减底部蒸汽使其尽量保持在一个稳定的水平，以保证整个系统的稳定。3)、C6107顶部温度控制在43，即保证顶部是纯气氨，但该温度仅对于C6107的 顶部压力为1.6MPa的情况，如果压力升高，该点温度也会相应的升高，例如1.7MPa对应45.5，同样也能保证气相的纯度，不需增加回流氨，即使增加回流氨，温度也不会回落到43，只会造成C6107的底部液相温度的降低，引起系统波动。故判断C6107温度是否升高，首

38、先应确认压力是否正常，可以参考PI62065和PIC62143,在这里特别注意的是PIC62143的测压点在V6116上，在某些情况下不能代表氨回收的压力，例如，C6107气相管线发生结晶堵塞，PV62143A/B阀门动作不正确或者象前段时间出现的阀位同时关小等。4)、C6107底部液相温度。如果整个系统负荷一定，可认定液相中的CO2的量是相对稳定的，温度的高低与含氨量密切相关，也就与系统的稳定及氨耗密切相关。2、目前，LV62132指示不准，LV62132手动操作，这就要求我们要及时根据负荷的变化相应调节该阀，防止液位过高或过低，同时也应经常根据FIC62074和FI62114量的相对大小和

39、LV62109的开度来判断液位指示是否正确，避免C6106液位过高或过低。3、C6106跟其他的汽提塔一样，若操作不当会出现液泛的现象，这主要是因为直径一定的塔，可供气液两相自由流动的截面是有限的，两者之一的流量若增大到一定限度，降液管内的液体便不能顺畅的流下，产生不正常积液，最终可导致两层板之间被泡沫液充满，形成液泛。液泛和气液夹带都是塔器操作的禁忌，是工况恶化逐渐发展造成的后果。气液两相的流量对应的是塔器的负荷和再沸器的蒸汽量，这就要求我们对再沸器的蒸汽量要根据负荷的大小超前增减，即在进料组份一定的情况下，FI62117和FIC62074存在一个一一对应的关系，不能超过太多，否则，所形成的

40、气相的物料量会增大，轻则顶部温度升高，重则形成气液夹带，甚至液泛。同样的，C3103、C6102也会出现类似的现象。C3102在2001年前后经常出现的塔盘结晶堵塞，就是因为当时急冷水加的太多，C3102不堪重负，负荷高，蒸汽量随之加大，气液两相的同时增加使液相在塔盘上的流动速度变慢，加之LV31177处的减压闪蒸等诱因，极易发生结晶现象，进而出现塔盘堵塞，同时C3102顶部极易出项气液夹带的现象，也是这个原因造成的。4、C6107底部温度可通过C6106顶部温度、TIC62090以及C6107回流氨来控制。三者我们要综合利用，超前操作，并注意积累经验。增加负荷和底部蒸汽后可手动适当开大TV6

41、2090,在C6107中部温度有所反应但底部温度升高前适当增加回流氨，稳定后及时减下来，在C6107液位升起来之前提前开大LV62132,这样作，氨回收系统会很快稳定下来。操作氨回收，经验非常重要，我们应注意积累下列经验值以备平时参考：1）、不同的负荷对应的蒸汽量；2）、不同的负荷下对应的阀门开度，其中包括FV62074、LV62109、TV62090、LV62132、PV62143A/B等；3）、不同的负荷下对应的FI62114和FI62118的量；4）、不同的负荷及相应的蒸汽量的情况下，C6106、C6107各点的温度趋势，他们能客观地反映出系统地稳定性和目液组份的变化；5)、装置负荷在1

42、18、50、25%等不同负荷时氨回收的工况；6)、注意积累系统出现问题时的工况参数以及发展过程，提高自己的事故判断能力。5、氨回收的负荷严格来讲应是母液中所含的NH3和CO2量，我们在重视FIC62074的量的同时不能忽略母液组份对氨回收系统的影响，特别是在特定的情况下，例如装置开车、离心机反洗、第三回路停车检修等情况，母液中的NH3和CO2与正常时都有很大区别，工况也会不尽相同。6、PIC62143可通过选择器HS62143实现两种控制方式即控制PV62143A/B或控制PV62143C.选择控制A/B阀时，PIC62143必须在自动AUTO状态，HIC62143A/B在串级CAS状态,PI

43、C62143的OP值对应PV62143A的开度，PV62143B的开度为100减去PV62143A的开度，即AB两阀的开度之和应为100。当把HIC62143A由串级切至手动进行开关后在切回串级时，A阀的开度还会恢复为PIC62143的输出值，选择控制C阀时,同样,PIC62143必须在自动AUTO状态，HIC62143C在串级CAS状态,PIC62143的OP值对应PV62143C的开度,当把HIC62143C由串级切至手动进行开关后在切回串级时，C阀的开度还会恢复为PIC62143的输出值，建议大家需要手动开关A、B阀时，可直接把PIC62143打手动改变其输出值即可实现A、B阀的开关，调

44、节稳定后PIC62143要及时打回自动。NH3-CO2汽提塔C3102塔盘堵塞事故一、事故经过自2000年5月10日18：00，首次发生了C3102塔盘结晶堵塞，自此以后，此现象经常出现，严重时系统运行20多天就会出现一次。伴随着C3102塔盘结晶堵塞，系统出现了很多问题，氨、二氧化碳汽提塔C3102下塔压差PDI31202升高；氨、二氧化碳汽提塔C3102液位LIC31225降低；严重时，再沸器E3107不能增加MS，顶部易带液，C3102顶部温度升高，氨、二氧化碳吸收塔C3103液位上升，引起超温超压。要处理此问题，系统必须减负荷冲洗，严重时系统必须停车，打开汽提塔顶部人孔处理才行。严重影

45、响了系统长周期稳定运行。二、原因分析1、由于PV31177进入C3102后，压力由2.5MPa降至0.5MPa，压力突降，闪蒸降温，容易析出结晶。2、反应器温度控制高，生成高聚物含量高3、工艺循环水中OAT含量高4、汽提塔进料浓度高5、仪表原因，造成C3102进料不稳。三、事故教训及防范措施1、氨、二氧化碳汽提塔C3102塔外加LS盘管,外部供热。2、在保证急冷塔C3101底部物料不结晶的情况下，尽可能减少急冷水量，降低C3102负荷。3、提高加入急冷塔的急冷水温度TIC31185，降低急冷塔出液中的氨含量。4、在保证C3102底部温度TI31224正常的前提下，减少再沸器E3107的中压蒸汽

46、量FIC31217。中部温度TI31208控制在150以上。5、提高氨吸收塔C3107底部温度，尽可能减少带到氨、二氧化碳吸收塔C3103的氨量。6、严格控制汽提塔的操作指标：PIC61211控制在0.50MPa，底部温度TI61224控制在158，TI61208控制在150以上，保证CO2被汽提出来，顶部温度TI61209控制在134。仪表空气管网进水事故一、事故经过2001年5月11日，仪表空气管网进水，现场操作使用胶管充压，充压结束未及时拆胶管，当系统开车时，造成水进入空气管网，最后通过空气吹扫进到包装料仓，造成包装下料困难，无法包装。二、原因分析1、仪表空气压缩机的疏水器堵塞，凝结水进

47、入IA管网；2、再生干燥器系统停或不切换；3、吸附式干燥剂失效；4、工艺系统用空气进行充压时，压力升起来后未及时拆除胶管，工艺系统中的水倒入空气管网。四、解决及采取措施危害:1、一旦仪表空气管网进水，将导致阀门电气元件短路，定位器失灵，阀门处于事故状态，威胁装置运行。2、水通过流化空气进入S3106A/B，产生三胺结块，料仓堵塞无法下料，称量机失灵，严重影响包装并产生废品三胺。3、袋式过滤器FT3152（以及FT3109、FT3181、FT3192）进水，使滤袋板结失效，压差升高。4、气动震荡器生锈卡涩。5、含水的IA通过ME3153、ME3154、ME3181、ME3184、ME3185A/

48、B、ME3183A/B的密封进入系统，使三胺产品水含量超标，同时会使密封失效。预防措施：1、仪表风缓冲罐定时排水，每班一次。2、加强巡检，保证空压机和干燥器系统运行正常。3、联系中化定期在线分析仪表空气的水含量。4、发现干燥剂失效就更换。5、工艺系统用仪表空气冲压时，用完后要及时关闭冲压阀，并把胶管拆掉。6、空压机保证运行和备机良好，定期维护保养。蒸汽冷凝液电导高事故一、事故经过1、2003年10月9日 ，二套三胺主控人员发现蒸汽冷凝液电导AI69016高,及时打开冷凝液总排放，一边联系中化取样分析冷凝液中氨含量高达500PPm以上，一边组织查找原因，对可能存在与蒸汽和氨有关的用户进行查找，特

49、别是高压蒸汽用户，当打开氨夹套蒸汽冷凝液导淋时，闻到大量氨味；同时冷凝液就地排放，增大反应器底部氨量，反应器断料进行升华排塔处理。而且量大，13日停车查漏，采用分段查漏的原则进行，并及时更换氨夹套管线，16日处理完进行开车正常。2、2003年8月1日，一套三胺主控人员分析冷凝液电导AI39016高，查漏处理原则(同上1)，当发现高压氨加热器E3103列管漏，HC就地排，操作上增大反应器进口氨，反应器断料 进行升华排塔，由于氨漏量大，反应器加不进氨，最后反应器停车封塔，E3103堵管处理。三、原因分析蒸汽管网压力低时，工艺介质倒入蒸汽管网。换热器E-X103、E-X105、E-X106、E-X1

50、10、E-X113A/B、E-X120泄漏。高压NH3冲洗管线泄漏，氨进入夹套。急冷尾气管线泄漏，氨进入夹套。界区蒸汽或复合肥冷凝液电导高。四、解决和采取措施采用从高压用户到低压用户的逐次排查的思路。首先确认界区蒸汽和复合肥冷凝液电导是否正常。确认蒸汽管网压力是否正常。然后打开蒸汽冷凝液总管排放阀。通过蒸汽降温泵P3134入口改为脱盐水置换。联系中化，依次取样分析E3103、E3105、E3106、E3110、E3113A/B、E3120等6台换热器的蒸汽冷凝液。分析高压氨夹套和急冷尾气夹套的冷凝液。确认泄漏位置后，将该用户的冷凝液切出，就地排放，利用机会处理。冷凝液电导正常后，关P3134入

51、口脱盐水，冷凝液重新回收利用。K215主机烧毁事故一、事故经过2009年9月19日上午11点左右，K215A在更换入口空滤网后启动，在机组加载过程中，操作人员发现主机北端安全阀处冒油烟，同时压缩机发出异常的响声，操作人员立即执行停机指令。但在紧急停机时却发现紧急停车按钮和停车软键均不起作用，机组无法停运，操作人员紧急通过调度联系电气直接切断6KV电源，机组停运。机组停运后，对机组进行检查发现：1、主机北端冒油烟系安全阀起跳所致；2、主机空气入口法兰处有油喷出；3、智能控制器的液晶显示屏无显示。二、原因分析事情发生后，联系电气、仪表对机组进行了详细检查测试分析，结果显示：1、智能控制器的液晶显示

52、屏无显示系其电源线脱落造成的，因其电源与紧急停车按钮的内部接线捆扎在一起，当旋转按钮时就把该电源线从控制器上扯了下来。2、“CONTROL POWER LOSS”报警，意思是失去控制电压；控制电压是指主要用于机组紧急停车按钮、断油阀、放气阀等的110V电压，通过智能控制器，可以实现机组的安全开停车。当智能控制器检测不到该电压时便发出此报警。3、压力开关的动作和安全阀起跳是相符的，证明安全阀是属于正常起跳，当时该处压力确实很高。4、以下三点可说明智能控制器有问题：（1）正常情况下，“HAT-1”和“IPS”开关动作，机组应自动联锁停机，而智能控制器竟未发出停机信号；（2）“2CTT”和“2ATT

53、”显示温度应该一致；（3）控制器上的停车软键为何不起作用。5、机组入口冒油，应是直接拉闸断电停机断油阀动作滞后造成的，可通过测量断油阀的电磁阀是否断电来判断断油阀的开关状态，断油阀是直接由风扇电机与主电机的联动开关控制的，开关动作顺序与正常停机稍有不同。三、事故教训及防范措施1、启动时必须严格按操作规程执行2、加强对操作人员的培训3、启动后确认断油阀及相关附件运行正常4、定期检查清洗保养油冷器5、定期检查和更换联轴器及各软管组件6、保证专业润滑油的质量7、油气分离器、空气过滤器及油过滤器定期更换吸收塔冷却器E3109堵塞事故一、事故经过2002年元月1日、7日，主控首先发现NH3-CO2吸收塔

54、 C3103超压，其放空阀PV31254全开，同时吸收塔循环泵P3109的循环量FI31266大幅度降低，吸收塔冷却器E3109出口温度TIC31268上升较快，吸收塔冷却器温度控制阀TV31268全开，吸收塔底部温度TI31267一直上升。经过判断分析，确定吸收塔冷却器E3109堵塞。二、原因分析1、在吸收塔冷却器E3109堵塞前，NE3-CO2汽提塔C3102塔板刚刚堵塞过，分析认为，在汽提塔C3102塔板堵塞时，汽提塔C3102内的三胺带到NE3-CO2吸收塔C3103，在经过吸收塔冷却器E3109冷却后，三胺结晶，造成冷却器E3109堵塞。2、热洗三胺结晶器用的热水，在使用一段时间后，

55、由于热水中的三胺浓度增加，不宜在用来热洗结晶器。热水一般要送到工艺循环水槽S3104内回收，S3104内的水进入系统，首先要进入NE3-CO2吸收塔C3103，在含有高浓度三胺的热水进入吸收塔C3103后，经过吸收塔冷却器E3109冷却后，三胺结晶，也会造成冷却器E3109堵塞。三、事故教训及防范措施1、要打开吸收塔循环泵P3109到工艺循环水槽S3104的阀门，开大吸收塔补液阀LIC31264或打开急冷水给料泵入口DW，为吸收塔C3103补充新鲜水，置换C3103。2、全开吸收塔循环泵P3109出口管线上的阀门，短时间关小吸收塔冷却器冷却水阀门TV31268或切断CW，通过提温使吸收塔冷却器

56、E3109内的晶体三胺溶解并带走，必要时吸收塔循环泵P3109启动双泵运行。3、打开吸收塔放空阀PV31254及其副线，防止C3103超压。4、当吸收塔循环泵P3109的循环量FI31266增大时，说明堵塞的板片逐渐处理通。继续大流量循环一段时间后，将系统恢复正常。5、正常生产时，严格控制NE3-CO2汽提塔C3102的指标。保证NE3-CO2汽提塔C3102顶部加水量；防止NE3-CO2汽提塔C3102液位过高；有三胺进入NE3-CO2吸收塔C3103。6、避免NE3-CO2汽提塔C3102蒸汽量加的过大过快，引起C3102汽液夹带，三胺进入NE3-CO2吸收塔C3103。7、向工艺循环水槽

57、S3104送热含有三胺的热水时，速度不要太快。 三聚氰胺产品浊度超标事故一、事故经过2009年6月19日中班21点中化室反映二套三胺干燥器出口取样分析浊度超标，接到通知后初步判断工艺循环水质量不好造成的，立即采取降低系统负荷、置换系统、控制包装切仓（C仓进料）、不间断取样分析等措施，至20日上午10点中化分析基本合格，但仍偏高（20日6点浊度38.6、8点浊度7.48、9点浊度56.27、10点浊度12.26、11点浊度11.86、13点浊度5.87、14点浊度9.42、15点浊度6.65），继续观察两个小时后系统逐渐增加负荷，20日中班17点二套出料切至B仓，并继续监控产品浊度，（20日16

58、点浊度7.65、17点浊度8.38、18点浊度7.4、19点浊度5.97、20点浊度5.22、21点浊度5.41、22点浊度5.19、21日2点2.04、4点2.14、6点2.28），在此过程中产生的不合格品也已经全部包装，全部不合格品及部分未确认合格的产品目前的存放货位、吨数及包装种类已经上报质量管理部。二、原因分析这次浊度超标是发生在二套离心机检修后，浊度超标与工艺循环水质量和精制加氨量有密切关系，我们从以上几个方面通过查趋势发现如下：1、离心机刚刚检修过，在离心机检修期间精制加氨比例控制仍然按照正常生产时的要求控制在11到11.5之间，精制配氨比例偏低，再加上三胺料浆存放时间长，在倒料浆

59、时冲洗管线等致使氨浓度有所下降。2、19日离心机修好液位拉下后系统负荷逐渐加至118%；13:30,氨泵P6120汽化，处理过程中精制加氨中断约30分钟。3、一个多月以来，二套OAT过滤器FT6105A巡检时发现在过滤后期滤液出现浑浊，过滤前期滤液较好，由于FT6105B过滤情况良好，一直延续一个班切换一次的切换频率，通过观察产品浊度一直较为稳定，而且当班出现浊度高时观察滤液还很清，所以一直未加快切换频率，但这样间接造成了工艺循环水质量不高。 按照以往的经验，以上这些现象都不足以造成产品浊度超标，但针对这次的情况，分析认为有可能是工艺循环液质量本来不高，再加上精制加氨偏低，整个系统中循环量也偏

60、低，OAT很容易达到过饱和状态在结晶工段析出，另外，因二套氨回收系统处理能力设计相对一套偏低，加上蒸汽管网波动频繁，氨回收系统氨汽提塔C6106底部液相纯度不好保证，影响OAT结晶工段的运行，进而影响工艺循环液质量，几种因素合在一起，造成系统工况逐步恶化，从而引起产品浊度超标。三、事故教训及防范措施1、系统立即降负荷，置换循环液槽S6104内工艺循环液。2、增大净化系统的配氨量，联系中化加样分析S6103、V6113的氨含量。3、检查OAT过滤器FT6105的滤液质量，如混浊查找原因及时处理。4、检查OAT系统CO2的加入量，要随循环量的增大及时加大CO2的加入量。5、稳定氨回收系统的操作，避

61、免水解塔氨给料泵P6120汽化。6、确认系统循环量FI61235、水解塔加氨量FIC62154等相关仪表准确，如不准确，以分析数据为准，确保净化加氨量在14%左右。7、当氨回收工况异常时，分析氨回收槽内氨的纯度，纯度低时要加大水解器给料泵到净化的配氨量。8、避免OAT一级结晶器V6118漫液。9、离心机不要超负荷，要定期反洗，避免到干燥器的三聚氰胺水含量大。 三聚氰胺产品色度发乌事故一、事故经过2009年7月11-12日某些客户反馈信息，7月3日-7月9日生产的三聚氰胺产品，用来做三胺树脂颜色发乌，并过滤出有黑色沉淀，经取样分析该沉淀为Fe 、Cr 和一些酸性不溶物。根据客户反映与对仓库内留存

62、的产品以及即将发出的产品进行了抽样分析：石家庄用户使用的是7日中班、8日中班和9号中班包装的国产小袋包装的产品，根据包装岗位记录，这些产品分别包装的是B仓、C仓、B仓，为二套生产的。用户的使用情况表明7日中班包装的产品有几袋明显发暗，8日中班包装的产品发暗最严重，9日中班包装的产品有明显好转，三聚氰胺颜色基本正常，但做出的胶与正品胶相比仍有差距，颜色仍发黑。用户也再次使用3日中班包装的产品做了对比，显示3日中班包装的产品正常。北京用户发现有同样问题的三胺是5日中班和6日中班包装的国产小袋包装的产品，根据包装岗位记录，这些产品包自C仓和B仓。库房抽查了5个样：7日中班国产小袋、8日夜班国产小袋、

63、8日白班星亚大袋、8日中班大袋和9日夜班大袋，分析结果表明9日夜班大袋的产品明显发暗，其他不太明显。根据包装记录，9日夜班大袋包自A仓，即为一套生产的产品。货栈抽样8个，为10日、11日两天的产品，全部正常。以上情况表明此次是一二套同时出现了产品色度超标发乌问题，而且持续的时间在5日到9日期间，但出料并不是连续的，而是时好时坏；一套出料相对集中，9日夜班最为严重，白班和中班开始好转，10日基本恢复正常。二套较一套早出现，8日中班最为严重，10日和11日基本恢复正常，但后来陆续发现有不正常的情况，并且持续的时间较长，这可能与二套干燥器内部积料有很大的关系。从15中班开始化工班每一小时进行取样，比对色度，肉眼无法区分，然后按照要求混合每班的取样进行混合送至中化室化验。从这一段时间以来的分析结果看，一套的产品质量一直非常稳定，但二套的产品质量陆续出现了几次波动，16日上午中化室复查化工班组取样时发现15日中班、16日夜班二套的留样发乌，一套正常，随即对16日白班上午9点、10点、11点、14点和15点半的取样进行了分析，结果显示正常。16日下午重新在包装岗位对15日中班和16日夜班生产的三胺进行复查，轻微发乌。从17日中班至21日夜班一二套产品正常，22日夜班、23日中班和24日夜班二套产品色度出现了一些中化室