楊 路

（寧波中金石化有限公司，浙江寧波 315203）

0 引 言

近年來，石油焦作為一種含碳量較高的能源受到重視，特別是石化行業(yè)，通過對石油焦的轉化獲得H2以延伸產業(yè)鏈。寧波中金石化有限公司氣化裝置以石油焦為原料，設計投煤量為836 t／d（干基），采用國內具有自主知識產權的華東理工大學、兗礦集團有限公司、中國天辰工程有限公司共同開發(fā)的多噴嘴對置式水煤漿加壓氣化工藝，將氧氣與石油焦通過工藝燒嘴混合后在氣化爐內進行氣固相非催化反應，生成以CO與H2為主要成分的水煤氣，供下游裝置使用。由于國內以石油焦為原料的氣化裝置較少，可借鑒經驗較少，我公司石油焦氣化裝置原始開車和運行過程中出現了一些問題，如：數次停車拆除工藝燒嘴的過程中均發(fā)現工藝燒嘴內部殘留大量的煤粉，蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥雙閥無法互備等，對氣化裝置的安全運行產生了一定的影響。通過對裝置內部進行自查，發(fā)現這些影響裝置安全運行的重大隱患是由于設計上考慮不周所致，采取相應的處理措施后，問題得以解決?，F簡介如下。

1 工藝燒嘴內部殘存煤粉

我公司石油焦氣化裝置于2015年5月24日一次投料成功，5月28日計劃停車，5月29日拆除工藝燒嘴對其進行檢查時發(fā)現如下問題：由于運行時間較短，工藝燒嘴斷面狀況尚好，無明顯燒蝕痕跡，但工藝燒嘴主氧通道有殘留的黑色痕跡，其他幾支燒嘴也有類似現象，有的燒嘴內部出現一層黑色顆粒層，用手劃過有較為直觀的痕跡，進一步確認為主氧通道內殘存有煤粉。

對于氧氣管線內煤粉殘存的原因，起初分析認為可能是由于停車過程中或者停車后燒嘴小流量保護氮氣流量過低所致，而后來的深入分析發(fā)現，停車狀態(tài)下只要工藝燒嘴內部壓力高于氣化爐內壓力，就不會出現煤漿竄入工藝燒嘴內部的情況。經檢查，高壓氮氣儲罐壓力完全可以滿足停車狀態(tài)下氮氣吹掃工藝燒嘴氧氣通道的要求，氮氣吹掃時間也滿足停車順控時序的要求，停車后小流量氮氣保護閥前的手動閥也處于打開狀態(tài)。但在后續(xù)的幾次停車拆檢工藝燒嘴的工作中還是發(fā)現氧氣管線內部有煤粉存在，而且還發(fā)現有水漬痕跡。燒嘴物料中只有煤漿是含有水分的介質，由此判斷，系統(tǒng)停車吹掃過程中有煤漿進入了氧氣管線內，由于氣化爐內溫度較高，工藝燒嘴內部的液態(tài)水逐漸蒸發(fā)，繼而殘留下水漬；而如果是停車以后煤漿竄入到氧氣管線內部，則不會出現水漬痕跡，因為在停車狀態(tài)下煤漿是很難進入到工藝燒嘴內部的，除非是氧氣管線的壓力低于氣化爐內部的壓力，且即使出現這種情況，煤漿進入燒嘴內部也不會出現水漬痕跡。

正常生產過程中，當氣化爐出現故障時，系統(tǒng)會執(zhí)行停車吹掃程序，正常的吹掃程序是先打開氧氣管線的吹掃閥，然后打開煤漿管線的吹掃閥，以防止煤漿竄入氧氣管線內。然而，由入燒嘴物料流程示意圖 （圖1）可以看到，吹掃氧氣管線的高壓氮氣管線上設置有限流孔板，限流孔板的主要作用就是限流減壓，當系統(tǒng)執(zhí)行停車吹掃程序時，打開氧氣管線上的氮氣吹掃閥延時幾秒再打開煤漿管線上的氮氣吹掃閥，而由于吹掃氧氣管線的高壓氮氣管線上設有限流孔板，吹掃過程中氧氣管線的壓力將始終低于煤漿管線的壓力，從而導致煤漿管線內的煤漿進入氧氣管線內；又由于停車以后拆除工藝燒嘴還需要一段時間，氧氣管線內煤漿中的水分逐漸蒸發(fā)，因而燒嘴拆除后會看見殘留的水漬。

圖1 入燒嘴物料流程示意圖

通過對工藝燒嘴氧氣管線竄入煤漿的機理進行分析后，我們確認氧氣管線內竄入煤漿是由于氧氣管線上的限流孔板對高壓氮氣減壓所致。于是，我們利用停車機會對氧氣管線上的限流孔板進行擴孔，使孔板前后不產生壓差。改造后，停車拆檢工藝燒嘴時再也沒有發(fā)現氧氣管線內有煤粉了。

2 蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥雙閥無法互備

蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥設計采用雙閥，雙閥互為備用，每4h切換1次。據其他氣化裝置的運行情況以及我公司的生產經驗，正常生產時蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)只需1臺閥門且閥門的開度維持在60%～75%即可滿足工況需要。但我公司石油焦氣化裝置蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥使用過程中出現了異?，F象，一臺閥門全開、另一臺閥門開至50%才可以滿足系統(tǒng)的需要，雙閥無法互備。

初步判斷認為，可能是系統(tǒng)水循環(huán)量過大所致。隨即在保證系統(tǒng)壓力不變的狀態(tài)下，將進水流量調整至200m3／h，但調整后為保證蒸發(fā)熱水塔液位不持續(xù)上漲，單臺閥門開度需控制在100%，另一臺閥門才可以關閉。查看原始設計資料發(fā)現，此股水設計流量為193m3／h，基本接近調整后的200m3／h。不難看出，蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥開度過大并不是系統(tǒng)負荷過大導致的。

查閱儀表、閥門的設計資料時發(fā)現，蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥設計的正常流量為200m3／h，最大流量為260m3／h，而前期調整至200m3／h是正常工況下的流量，工藝操作上不存在問題。因此，想要徹底解決閥門開度過大的問題，還需從設計上查找原因。之后翻閱閥門的設計數據表時發(fā)現，設計閥前壓力為0.3MPa；結合系統(tǒng)流程分析，蒸發(fā)熱水塔出口黑水經液位調節(jié)閥至真空閃蒸罐，需克服兩設備之間的位差 （24m，折合壓差約240kPa）及管路阻力等。以下采用沿程阻力方程計算管路阻力損失。

計算基準：水的運動粘度0.2×10－6m2／s，管道直徑0.24m，介質流速1.2m／s，介質密度931.44kg／m3。

雷諾數的計算公式為：

式中 Re——雷諾數；

u——介質流速，m／s；

d——管道內徑，m；

ν——介質的運動粘度，m2／s。

由公式 （1）計算得出Re＝1440000，即管道內水的流動狀態(tài)為湍流。

管道為中粗糙度管道，由阻力系數計算公式Fa＝0.07·Re－0.13·d－0.14計算得出管道阻力系數為0.014。

直管段管道阻力損失計算公式為：

由公式 （2）計算得出1m管道阻力損失為39Pa，直管段管道共計24m，則直管段管道阻力損失為0.936kPa。

管路中彎頭的局部阻力損失計算公式為：

式中 h局——局部阻力損失，Pa；

ξ——局部阻力系數；

ρ——介質密度，kg／m3；

u——介質流速，m／s。

由公式 （3）計算得出每個彎頭的阻力損失為0.5kPa（90°彎頭局部阻力系數為0.75），則管路中5個90°彎頭的阻力損失總計為2.5kPa。綜上，蒸發(fā)熱水塔至真空閃蒸罐總的管道阻力損失為0.936＋2.5＝3.436kPa，則設備位差和管路沿程阻力損失合計為240＋3.436＝243.436 kPA≈0.24MPa。而設計液位調節(jié)閥前壓力為0.3MPa，實際運行中蒸發(fā)熱水塔操作壓力僅0.2MPa。因此，蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥在選型設計過程中忽略了設備位差和管路沿程阻力，導致其選型錯誤。

找到癥結后，公司采購了新的液位調節(jié)閥，以實現單臺閥門就可滿足系統(tǒng)運行的要求。在新的液位調節(jié)閥未安裝前，采取的臨時措施是：將蒸發(fā)熱水塔的壓力盡可能控制在指標的上限，保證蒸發(fā)熱水塔與真空閃蒸罐之間有足夠的壓差，以此來維持系統(tǒng)的正常運行。

3 結束語

綜上所述，我公司石油焦氣化裝置氧氣管線設計時，在吹掃氧氣管線的高壓氮氣管線上增加了限流孔板，在考慮節(jié)能時卻忽略了安全，設計上的考慮不周導致停車后工藝燒嘴主氧通道內殘留大量煤粉；而蒸發(fā)熱水塔液位調節(jié)閥選型設計過程中忽略了系統(tǒng)位差和沿程阻力，閥門選型錯誤導致液位調節(jié)閥雙閥無法互備，同樣也是設計上考慮不周所致。上述兩方面的問題均對裝置的安全、穩(wěn)定運行產生了一定的影響。因此，在工程項目建設過程中，一定要加強前期設計工作，盡量把問題消滅在項目建設之前，以免給裝置的運行和項目的經濟效益帶來不良影響。