循环流化床煤气化炉的飞温原因探析及预防

王武生，黄 勇，王忠臣，王 维，党 昱，刘巧霞

（陕西延长石油（集团）有限责任公司碳氢高效利用技术研究中心，陕西 西安 710075）

陕西延长石油（集团）有限责任公司在加压循环流化床煤气化炉的基础之上，将气化炉顶部出口的粗合成气引入裂解炉进行深度裂解反应，以期实现原料煤的深度转化[1]，形成更高效的循环流化床煤炭加压热转化技术[2]，并在陕西省兴平市建成了年转化粉煤量为万吨级的双循环流化床粉煤气化中试装置[3]。

该装置内的气化炉为气固循环流化床反应器。旋风分离器捕集的热粉体在静压头的推动下经旋风料腿底返回提升管[4]，并在提升管内与气化剂及原料粉体快速流化混合，经提升管部分气化反应后再次进入旋风分离器，形成粉体循环流化[5]。过程中循环粉体在将原料粉体快速打散、防止颗粒团絮结块的同时[6]，还快速转移了提升管内大量的化学反应热，从而有效遏制提升管内出现局部高温点导致的粉体烧结[7-8]，在很大程度上消除了提升管堵塞的重大隐患[9]，可见平稳可控的粉体流态化循环对于反应过程的操控至关重要。

在某次试验烘炉升温阶段，该装置曾因气化炉异常飞温而被迫停车应急检修。本文以该次试验过程的部分运行数据为基础，结合停车排查情况进行详细分析，以期找到引发气化炉异常飞温的根本原因，并提出操控建议，从而有效避免气化炉的非平稳循环流化，为系统热投料平稳运行奠定坚实基础。

1 气化炉异常飞温现象

该中试装置气化炉的结构示意图见图1[10-11]。为便于分析研究，气化炉相应部位的部分关键测温点、测压点及松动气流量测点也在图1 中标记示意。

图1 中试装置内气化炉结构及各测量点示意图

在该装置的某次试验烘炉期间，气化炉提升管于2018 年7 月14 日15:48:00 开始出现整体飞温的异常工况。提升管中部温度T070及料封罐中下部温度T074的运行曲线见图2。由图2 可知，T070在15:48:00和15:53:00 的温度分别为991 ℃和1 121 ℃，平均升温速率达1 560 ℃/h，而T074在该时间内的平均降温速率达804 ℃/h。

图2 提升管中部温度（T070）及料封罐中下部温度（T074）

2 飞温原因探讨及预防措施

2.1 飞温的直接原因——床料循环量骤降

2.1.1 燃料及总烟气量情况

7 月14 日15:45:00，通入气化炉的总柴油、空气及氧气量分别为230 kg/h、2 080 m3/h 及110 m3/h，加上惰性松动气，气化炉出口总烟气量约5 000 m3/h。截至15:53:00，以上相关操控参数均未改变，可见15:48:00开始气化炉所表现出的飞温异常并非入炉燃料负荷或者烟气量突变所引发的。

2.1.2 提升管与立管之间温差加大的原因分析

气化炉提升管底部的高温烟气被来自J 型斜管的循环粉体混合降温后，依次经提升管以及两级串联旋风除尘后离开气化炉。被两级串联旋风除尘捕集的粉体，依次经立管及J 型斜管沿程散热后再次返回提升管。

提升管飞温期间气化炉的部分运行参数见表1。

表1 提升管飞温期间气化炉的部分运行参数

由表1 可知，15:48:02—15:51:07，提升管表观气速U1稳定在3.7 m/s，而提升管的压差PD079却由43 kPa 减小至12 kPa，表明提升管内被带入的可返回粉料量在急剧下降，即来自立管的粉体量在急剧下降，使得气化炉提升管底部高温烟气未能被有效降温，提升管中部温度T070的急剧上涨即为佐证。同时，立管中下部温度T237急剧下降，表明流经该测温点的热粉体量在急剧减少。综上可知，引发气化炉提升管与立管之间温差加大的直接原因是气化炉内床料循环量在骤降。

2.2 引发床料循环量骤降的因素排查

2.2.1 气化炉立管架桥的可能性分析

立管架桥通常是影响粉体循环的一个重要因素。提升管飞温期间立管的部分运行参数见表2。

表2 提升管飞温期间立管的部分运行参数

由表2 可知，提升管飞温期间，立管中下部压差PD082与立管总压差PD008同步减小，可见立管内的粉体量在减少；此时立管最底部压差PD100同步增加，则表明在通入该部位的松动气之中，竖直向上流入立管中上部的气量占比在提高，可见立管中上部通畅。此外，依据表2 及相关运行数据核算可知，该阶段立管底部表观气速在0.10 m/s～0.26 m/s 区间内，可见立管底部也未出现架桥状况。

2.2.2 J 型斜管架桥的可能性分析

提升管飞温期间J 型斜管部分运行参数见表3。

表3 提升管飞温期间J 型斜管部分运行参数

由表3 可知，提升管飞温期间，J 型斜管的压差PD092在逐渐减小，可见该段斜管内的粉体量在下降。由表3 及相关运行数据核算可知，该段斜管内的表观气速在0.30 m/s～0.46 m/s 区间内，且几乎无变化，表明该段斜管内畅通，并未出现粉体架桥堵塞而使压差PD092增大的现象。

2.2.3 粉体后移分析

提升管飞温前后裂解炉部分运行参数见表4。

表4 气化炉提升管飞温前后裂解炉部分运行参数

由表4 可知，15:40:00—17:10:00，气化炉下游的裂解炉提升段表观气速U4无明显变化，而16:10:00之后裂解炉提升管压差PD0401与裂解炉立管中下部压差PD205有较显著的增长，随后裂解炉立管中上部压差PD204也出现了正值并增长，说明裂解炉内粉体量从16:10:00 开始有较明显增加。

根据流化床内粉体增加量随床层压差变化关系式Δm=ΔP×A/g[12-13]，结合裂解炉提升管及立管结构尺寸可推算，16:10:00—17:10:00 裂解炉内总粉体增加量为405 kg｛[(47-37)×0.302 5+(6.5+48.2-38.6)×0.126 7]×(π/4)×1 000/9.81=405 kg｝。

经核查，该时间段内裂解炉未启动加砂，而在16:09:00 至16:23:00 期间，气化炉累计在线加砂1.37 t。可见，随着气化炉加砂过程中粉体输送气的通入，加上气化炉提升管飞温异常后一旋、料封罐、立管的松动气量均被大幅调增，立管顶部倒窜入二旋的气量大幅增加，二旋腔体的流场被干扰并引发二次扬尘[14-15]，显著降低了旋风除尘效率[16-17]，进而导致至少405 kg 粉体被后移至裂解炉。

由表4 可知，16:10:00 之前裂解炉床层压差并未随15:48:00 开始的气化炉循环异常而立刻上涨，说明气化炉内床料循环异常并未引发粉体后移，循环粉体依然在气化炉内。

2.2.4 积料部位分析

根据表1 中提升管压差PD079以及表2 中立管总压差PD008的减少情况，结合气化炉提升管及立管结构尺寸，可推算出15:48:02—15:51:07 气化炉提升管及立管床料总丢失量为841 kg｛[(43-12)×0.142 9+(92.6-25.0)×0.090 0]×(π/4)×1 000/9.81=841 kg｝。

由2.2.3 节分析可知，15:48:02—15:51:07 气化炉内粉体并未后移，且该时间段内也未启动气化炉排粗灰操作，因此气化炉内粉体总量维持恒定。经核算，一旋锥部与一旋入口之间的腔体内可堆积砂子约700 kg，一旋料腿可堆积砂子约500 kg，可见，所丢失的841 kg 床料很可能已被转移并堆积至一旋腔体及料腿内。

提升管飞温期间一、二旋之间粉体通道部分运行参数见表5。

表5 提升管飞温期间一、二旋之间粉体通道的部分运行参数

由表5 可知，15:48:02—15:51:07 两级串联旋风总压差PD110由5.0 kPa 涨至8.2 kPa，表明二旋入口气流中粉尘浓度在增加。随后，水平标高位置高于料封罐排粉口的立管温度T076在60 s 内由864 ℃涨至914 ℃，表明被二旋捕集的粉尘量在增加。综上，一旋腔体内有较严重的积料现象。

同时，15:48:02—15:51:07 料封罐压差PD107降低了近一半，可见，料封罐顶部至二旋的斜粉体通道畅通，且由一旋料腿经料腿底部横管段流入料封罐的热粉体量在减少，即料封罐粉体来料通道不畅通，料封罐中下部的粉体温度T074快速下跌佐证了这一点。

2.3 一旋至料封罐粉体通道流通受阻的因素排查

2.3.1 一旋底部横管段的通畅性分析

由表5 可得，一旋底部横管段压差PD104由14.8 kPa快速降至1.9 kPa，可见该压差的正压侧（一旋料腿底部）的压力相对负压侧（料封罐顶部）在快速下降，而由表5 中料封罐顶部压力P057相对稳定可知，PD104的负压侧压力相对稳定，因此一旋料腿底部（PD104的正压侧）压力在快速下降。

假定一旋料腿底部横管段被堵，则进入横管段与一旋料腿的所有松动气会通过一旋料腿向上进入一旋腔体，有可能将一旋料腿吹空，进而导致该料腿底部压力快速下降。然而，核算可得该假定条件下一旋料腿内最高表观气速只有0.27 m/s，而该工况下150 μm砂子床料的单颗粒带出速度Ut约需要0.6 m/s[12]，因此在横管段被堵塞的情况下，料腿内粉体不会被吹空，料腿料位反而会随着来料的累积而增高，最终引发料腿底部压力上涨而不是下降。可见，原假定不成立，一旋底部横管段畅通。综上，引发一旋至二旋粉体通道流通受阻的部位在一旋锥部或一旋料腿。

2.3.2 一旋锥部架桥的可能性分析

假定一旋锥部架桥，则一旋料腿的来料量将会大幅下降甚至中断，从而使得一旋料腿被吹空。通过对一旋料腿中上部松动气（F097）及中下部松动气流量（F096）的分析（见图3），发现一旋料腿偏中上部松动气自控调节阀FV097在给定开度的情况下，对应流量F097却在5 m3/h～14 m3/h 区间内波动，说明该股松动气下游各支线在吹气进入料腿偏中上部的过程中受到周期性阻碍，这很可能与该部位料腿内粉体的节涌有关。由此可以断定料腿内有粉体，而非被吹空。可见原假定不成立，因此一旋锥部未出现粉体架桥。

图3 一旋料腿中上部及中下部松动气流量

2.3.3 一旋料腿底部粉体流通不畅的直接原因分析

综上所述，提升管飞温过程中一旋至二旋的粉体通道不通畅，而一旋底部与料封罐之间的横管段、料封罐及其连通二旋的斜管均畅通，且一旋锥部架桥的可能性已被排除，可见粉体流通不畅的关键部位在一旋料腿。

考虑到在提升管飞温过程中，一旋料腿底部偏上总松动气流量（F097与F096之和）为22.6 m3/h，该部位料腿表观气速不足0.03 m/s，有偏流架桥的可能性，7 月15 日19:00:00，将该部位总松动气流量提升至80 m3/h，然而7 月15 日19:28:00 一旋至二旋粉体通道再次出现粉体流通受阻的现象。可见，加大一旋料腿底部偏上的松动气量并不能避免粉体循环异常。另外，在该装置第二次试验期间，一旋料腿底部偏上并未配管通入松动气，但气化炉循环流化正常且投料运行超过48 h。因此一旋料腿底部偏上的松动气量并非引发一旋料腿粉体流通异常的关键因素。

在欠流化的高温区域，当床料中煤灰或者碱金属含量偏高时，粉粒外表面可能被局部熔融进而相互黏结[18]，最终有板结（结块变硬）的风险[19]。然而在紧急停车检修期间，一旋至二旋的粉体通道内并未找到床料板结块。

综上，架桥部位在一旋料腿底部。尽管该部位有4 支二级松动气管线通入，但是其汇总后的一级支路与通往料封罐的另一个一级支路受控于同一个流量控制阀，导致两个一级支路之间存在明显的相互抢气现象。现场排查可知，该部位4 支二级松动气管口已被堵塞，从而导致一旋料腿底部转变为固定床并架桥[20]，一旋料腿底部压差值PD010由正值变为负值进一步印证了该处的流化恶化。随后在装置再启动之前，通过重新分配一旋料腿底部松动气管口气量，所有被堵松动气支路疏通。装置再启动之后，烘炉及投料期间反应器表现出了良好的循环流化状态，再次印证了一旋料腿底部松动气供给的重要性。

2.4 气化炉飞温的预防措施

由2.3.3 节分析可知，引发气化炉飞温的根本原因在于一旋料腿底部粉体欠流化而架桥，可见在气化炉加砂前，应在总支线松动气量有限的前提下，务必通过手阀调节实现每个支路松动气管口有松动气通入，慎防部分管口被粉体堵塞，其中一旋料腿底部及二旋立管底部的松动气量需要被重点关注。

在烘炉升温期间，若气化炉有飞温迹象，应在保持入炉总空气量不变的情况下，快速适量减少燃料柴油喷入量，从而在实现反应器内高温点被有效遏制的同时，确保提升管气速无大幅波动。而在气化炉投料运行期间，一旦提升管出现飞温迹象，应快速提高气化剂中蒸汽与氧气的流量比，即适量减少上游氧气流量的同时，增加蒸汽通入量，慎防提升管因飞温而被烧结的灰分堵塞。

3 结论和建议

双循环流化床粉煤气化中试装置烘炉升温期间，气化炉提升管异常飞温是由于一旋料腿底部粉体欠流化并架桥导致粉体流通不畅所致，保证循环流化床粉煤气化炉关键部位的松动气流量，尤其是一旋料腿底部以及二旋立管底部每条支线松动气的适量供应，是避免床料循环异常的关键。在商业化装置设计阶段，应充分考虑一旋料腿底部、立管底部以及料封罐底部等关键部位松动气管口的设置，并以确保相关部位粉体能被持续流化为原则。