干法乙炔發生系統的優化改造

余　鵬（中國石化長城能化（寧夏）有限公司，寧夏銀川750411）

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干法乙炔發生系統的優化改造

余鵬
（中國石化長城能化（寧夏）有限公司，寧夏銀川750411）

摘要：干法乙炔發生系統由于洗滌水中的含固量較高，造成洗滌塔內部以及洗滌排渣泵頻繁堵塞，無法實現長周期運行，因此對發生器的進料以及洗滌循環水系統進行了優化改造，減少堵塞，達到發生器長周期運行。

關鍵詞：乙炔發生器；設備改造；系統優化

中國石化長城能化（寧夏）有限公司干法乙炔裝置采用干法乙炔工藝，采用了渣漿水回用技術，在節水及環保方面都有了很大的改進。自2014年7月投入生產以來，由于系統的含固量較高，發生器的注水管道、氣相管道以及洗滌塔排渣泵、管道等容易結垢，造成發生器的壓力波動較大，負荷持續降低，安全隱患較多，且因電石渣中含電石量無法進行工藝控制，乙炔耗電石較高。每運行1個月要停車進行系統沖洗、檢修，產生較多的檢修費用。

1　干法乙炔發生的工藝原理

1.1電石的水解反應原理

電石的分子結構不穩定，與水會快速發生反應，生成乙炔氣體，具體反應如下：

因為工業電石中還含有不少雜質，其水解反應如下：

1.2干法乙炔的工藝原理

干法乙炔發生是用略多于理論量的水以霧態狀噴在電石粉上使之水解，產生的電石渣為含水量4%～10%的干粉沫，乙炔發生工藝如下。

（1）經過2道鄂式破碎機破碎后粒徑≤40 mm的電石，經過除鐵后，由皮帶機將≤40 mm粒徑的電石送至粗電石倉備用。粗電石經盤式給料機均勻地送入電石細碎機（錘破）進行細碎，破碎后的電石自流進入粗料斗提機，提升至滾筒篩進行篩分處理，≤3 mm粒徑的電石進入細料倉后備用，≥3 mm粒徑的料返回細破機2次破碎。

（2）來自電石細料倉的電石通過細料下料器進入細料斗提機提升至發生框架頂部的緩沖料倉備用。緩沖料倉底部細料經過直管道通過計量螺旋給料機將電石均勻地送入干法乙炔發生器，計量螺旋給料機送來的電石從發生器中心向外側均布。在發生器攪拌和相應的水噴射作用下，乙炔氣體逸出，從發生器頂部氣相刮刀出口排出，進入洗滌冷卻塔進行除塵和冷卻處理。電石進入發生器第一層后經攪拌從發生器外環孔下落至第二層，再經過攪拌從發生器第二層層板的中心落至發生器第三層層板，在第三層攪拌的作用下，第三層層板上的電石從層板外環孔落下至第四層，如此循環運動，最后電石渣從最底部中心孔排出，通過干渣卸料機的作用，電石渣被送入FU鏈式輸送機，通過干渣斗提機送入電石渣倉緩沖。

（3）來自乙炔發生器的乙炔氣通過自壓進入洗滌冷卻塔進行除塵和冷卻，洗滌冷卻塔除塵洗滌水排入沉降池緩沖后，上清液（含固量5%）經過洗滌水回用泵經管道洗滌噴嘴進入洗滌冷卻塔洗滌，沉降池底部濃漿（含固量超過20%）通過回用泵送入發生器作為反應水。

2　干法乙炔發生器進料系統改造

2.1發生器進料系統存在的問題

發生器進料系統按照發生器的布料方式及落點定位螺旋給料機給料點，主要考慮落料及布料等因素，設計高度較高，進料點與發生器的第一層塔盤之間有2 200 mm的高度差，細電石顆粒從進料機落至發生器第一層塔盤的過程中與水蒸氣發生反應，在反應的過程中伴有大量氣體產生，細電石在下落過程中，由于對流作用及氣相輸送流道的影響，會有大量的粉塵產生。由于乙炔氣出氣口在下料器下方，發生器注水噴頭也在下料口的下方，并且因電石渣顆粒較小，空間懸浮時間較長，發生器內部又是正壓反應（5～15 kPa），乙炔氣相空間氣體擾流很大，水霧無法將粉末全部消化，大量懸浮固體顆粒隨著產生的乙炔氣夾帶進入洗滌塔。

因為乙炔氣相夾帶電石粉塵含量較高，增加洗滌塔除塵的壓力，洗滌水中固體顆粒濃度很高，渣漿水濃度較高（5%以上），運行周期越長管道上以及循環泵的葉輪等部位結垢越厚，系統的循環水量越來越低，除塵、冷卻效果越來越差，發生器的負荷越來越低，壓力波動較大，1個月之內發生器加料量由投產時的7 t/h降為5.5 t/h，由于管路堵塞頻繁，每月都需要進行系統沖洗，不僅增加勞動強度和運行費用，而且伴隨一系列安全隱患，加大了安全管理的難度。

2.2發生進料系統措施

發生器改造的目的就是降低發生器氣相管道內夾帶的粉塵含量，因此依據實際工況對發生器的進料系統進行改造，見圖1。

2.2.1調整進料機進料位置

將進料機（螺旋輸送機）由現有位置下移1 425 mm，確保進料機的上端不能高于氣相管的下端，降低落料高度，一方面減少因落差大而帶來的揚塵，另一方面因為落料口低于氣相管，揚起的粉塵全部置于注水噴頭的下端，能抑制粉塵的揚起，減少氣相管道帶出的粉塵量。

根據電石的水解速度（見圖2）、發生器主軸的攪拌轉速（6 r/min）以及螺旋輸送機的最大給料量計算（發生器的最大進料量為7 t/h）。當落料高度過低，接近于第一層塔盤時，落入的電石無法及時參加反應，堆積并粘在塔盤之上，增大了攪拌的阻力。

2.2.2整體更換進料機

進料機位置下移后，為確保電石能順利落入第一層塔盤中心，原有的螺旋輸送機（GX300 1 000 mm）輸送行程將無法滿足要求，根據發生器的結構將螺旋輸送機改為GX300 2 120 mm。

2.2.3下料管改造

原設計電石從緩沖倉垂直落入螺旋輸送機，下料管呈垂直狀設計，螺旋輸送機位置變化后，需要重新進行下料管的設計，確保電石能順利落入螺旋輸送機。

2.2.4調整注水噴頭的噴射角度

根據發生器內部電石反應的特征，注水噴頭選用螺旋噴嘴，噴射角度為60°，依據原設計噴射點的位置，其噴射面積為2 009 600 mm2，發生器主軸的輻射高度為200 mm，而改造后的落料點距離第一層塔盤的距離為500 mm，有300 mm的落差，在電石下落過程中還會產生大量的粉塵，因此，氣相管道夾帶的粉塵含量將無法有明顯的改變，為確保噴射水霧全部覆蓋電石落料，其噴射角度必須增大，見圖3。

圖1　發生器進料改造對比

圖2　電石水解速度

螺旋輸送機中心距離第一層塔盤的高度L= 780-150=630（mm），噴射高度必須達到螺旋輸送機主軸中心630 mm，才能徹底覆蓋住粉塵，高度過高將覆蓋螺旋輸送機的下料口，產生的電石渣容易粘接在螺旋輸送機的管壁上，影響螺旋輸送機的給料量，假設噴射角度為α，根據注水噴頭的安裝位置：

tan（1/2α+15°）=1 200/770=1.56

1/2α+15°=57°

α=84°

為方便實施改造，噴射角度選為90°，噴頭安裝位置不變。

3　氣相洗滌水循環改造

3.1現有工藝存在問題

乙炔氣相洗滌水由洗滌水排渣泵從洗滌冷卻塔塔底送至沉降池，在沉降池澄清后，上清液經氣相洗滌泵返回發生器氣相管進行氣相洗滌，濃縮的渣漿水由沉降池注水泵送至乙炔發生器，作為一路反應水參與發生反應。

由于工藝布置等原因，洗滌塔與沉降池距離較遠，最遠的1#發生器距離沉降池近100 m，致使氣相洗滌相關工藝管線及注水管線過長，由于工藝介質還含有一定量的電石渣，管線容易結垢堵塞，運行周期短，清理難度大，制約系統的生產穩定。

3.2氣相洗滌水循環改造措施

通過對發生器進料方式改造后，氣相洗滌水的含固量將降低（低于5%），將原氣相洗滌水外循環改為內循環，洗滌水經洗滌塔排渣泵出口分2路，一路從洗滌塔底部直接返回至氣相管進行洗滌；一路則直接返回至發生器進行發生反應，2路的水流量通過各管路的閥門進行調節，循環過程中不足的水再用工藝水進行補充。

3.2.1水平衡計算

以300 L/kg電石作為標準電石進行發生反應計算，據檢測其成份見表1。發生器滿負荷生產（進料為7 t/h）的水比設定為1.42，一次水注水量為3.2 t，濃漿水（含固量15%）注水量為5.6 t，電石渣含水6%計算氣相洗滌水平衡。

水主要參與CaC2、CaO的反應消耗，其消耗量分別為3.17 t和0.27 t，電石渣帶走的水量為：0.52 t，其余4 t水以霧態形式隨乙炔氣排走，原設計氣相洗滌沖洗水為50 m3/h，洗滌水在沉降池沉降后，濃漿水用作發生器反應，損失量為5.6 t，因此補水量為5.6 t/h（不計算自然蒸發量）。

圖3　發生器注水角度調整

表1　300 L/kg電石成分

3.2.2洗滌塔排渣泵的選型

原設計排渣泵選行為50ZM-30型，揚程30 m，由于揚程偏小，氣相洗滌管入口處壓力為0.2 MPa，粘接在管壁上及噴頭處的電石渣無法沖刷去除，根據實驗，水壓力達到0.4 MPa以上時，粘結的電石渣才能沖刷干凈，因此，洗滌排渣泵需要根據所需要的壓力重新設計。

3.2.3注水系統改造

發生器下料口改造后，氣相洗滌水的含固量降為5%以下，低于現使用的沉降池上清液的含固量，因此從洗滌塔排渣泵出口直接配兩路管道，一路管接入原氣相洗滌噴嘴，另一路接入原發生注水噴嘴，代替原使用的濃漿水，既解決氣相洗滌噴嘴的堵塞問題，也能解決發生器噴嘴的堵塞問題，延長發生器的運行周期，節約檢修費用，改造前后工藝流程分別見圖4和圖5。

圖4　原有氣相洗滌水工藝流程

圖5　改造后氣相洗滌水工藝流程

4　洗滌冷卻塔冷卻段改造

4.1洗滌冷卻塔冷卻段存在問題

根據發生器的工藝控制指標，洗滌塔入口乙炔氣的溫度為90～95℃，出口乙炔氣溫度≤50℃，現設計的冷卻方式采用列管式非接觸換熱，乙炔氣走管程，列管為DN20 2.5，材質為Q25，換熱面積為500 m2，管道通徑較小，乙炔氣經洗滌后仍有部分電石渣粉塵，實際運行過程中電石渣粉塵會粘接在管壁上，影響換熱效果甚至堵塞換熱管，根據國內同行業的運行經驗，洗滌冷卻塔運行3個月必須進行系統清洗，運行2年必須更換。

4.2換熱面積核定

Q=K A Tm（Q為總熱負荷，K為管材換熱系數，A為換熱面積Tm溫度差）

Q=C M T（C為比熱容，M為質量，T為溫度）

根據發生器滿負荷時的產量，C= 4.2 kJ/（kg℃），M=2 352 kg T=45℃

Q=4.2 kJ/kg℃ 2 352 kg 45℃

=444 528 kJ

A=Q/（K Tm）

=444 528 kJ/（50 W/m2·k 45℃）

≈230（m2）。

原設計換熱換熱面積滿足生產需要，在后續改造中只要換熱面積≥230 m2都能滿足生產需要。

4.3洗滌冷卻塔改造措施

依據現有的安裝位置和換熱器結構參數，在不改變洗滌塔內徑（直徑?1 580 mm，管板間距5 000 mm）、換熱管材質、列管布置方式（三角形布置）、管心距（1.25 d）等的情況下，通過增大換熱管的內徑，一方面延長管道堵塞的時間和管道使用壽命，另一方面達到換熱效果；

換熱器殼體內徑D=t（nc-1）+（2～3）d0

t（管心距）=（60-25）+ d0

換熱面積A=N L 3.14 d0（N，換熱管數量；L，兩管板內側間的距離L=5 000 mm d0換熱管外徑，管板利用率為0.7）。d0=37.8 mm，因此，換熱管直接選用? 38 mm 2.5 mm鋼管

5　結語

通過對乙炔發生器進料位置、注水噴頭的噴射角度、氣相洗滌水、洗滌冷卻塔的改造，將達到以下效果。

（1）降低乙炔氣夾帶的電石渣量，洗滌水的含固量降至5%以下，減少氣相洗滌水噴頭、發生器注水噴頭以及管道等堵塞的頻率，延長發生器的運行周期；

（2）將洗滌水由外循環改為內循環，含固量5%以下的渣漿水代替含固量20%的濃漿水進發生器，降低噴頭堵塞的頻率，減少渣漿水的外排并降低因渣漿水外排而造成的乙炔氣外溢，既解決環保問題又能提高乙炔氣的收率；

（3）延長洗滌冷卻塔系統的使用壽命，減少系統清洗頻次。

Optimization and modification of the dry acetylene generators

YU Peng
（SINOPEC Great Wall Energy and Chemical（NingXia）Co.，Ltd，Yinchuan 750411，China）

Abstract：The system of dry acetylene generate have made a series of equipment modification，It′s operation status progressively remain stable，but inside the scrubbing tower and slurry pump clogged up frequently lead to the system can’t achieve long period of production for the higher solid state in washing water，in order to achieve long period of production，we will remould the feedstock of acetylene generator and the circulating water of scrubbing tower to cut down occlusion.

Key words：acetylene generator；equipment modification；system optimization

中圖分類號：TQ314.24+2

文獻標識碼：B

文章編號：1009-1785（2016）02-0018-05

收稿日期：2015-10-12