三胺事故汇编.docx
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三胺事故汇编.docx
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三胺事故汇编
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、V6104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85~95%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,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%,NO2ˉ:
9.73PPM,NO3ˉ:
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0.3~0.5MM。
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OHˉ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,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F3101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95°C以上,使操作温度远离尾气的结晶88°C–92°C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SP3101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19∶20,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22∶54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0∶38料仓受料,1∶40系统恢复正常。
因处理不当,气动输送管线被敲变形。
K3181A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ME3181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4——5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34000—35000kg/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34000——35000kg/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,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。
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、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
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