煤氣化裝置水煤漿管線爆炸事故調(diào)查分析

王延平，姜春明，盧均臣，陳新果

(中石化安全工程研究院有限公司，山東青島 266104)

德士古加壓氣化技術是第二代煤氣化技術，煤氣化爐采用水煤漿進料和純氧氣化工藝。經(jīng)過多年的運行，該工藝暴露出一些工程技術上的局限及生產(chǎn)操作上的不足，由此出現(xiàn)較多非正常停車或安全事故，造成嚴重的經(jīng)濟損失和人員傷亡。2008年2月13日，某公司煤氣化裝置煤漿泵出口至氣化爐段管線發(fā)生爆炸事故，導致1人死亡、6人受傷，煤漿泵出口到氣化爐長度近200 m的煤漿管線幾乎被全部炸碎。本文在事故調(diào)查基礎上，對該起事故進行了剖析。

1 煤氣化裝置基本情況

1.1 裝置情況

該公司煤氣化裝置采用德士古加壓氣化工藝，2臺8.5 MPa、φ3 200 mm高壓氣化爐，日產(chǎn)氨1 000 t，小時產(chǎn)粗有效氣88 200 m(CO+H)，一開一備運行模式，事故發(fā)生時，A爐停運，B爐處于運行中。

1.2 工藝流程

煤漿制備單元制備的煤漿經(jīng)高壓煤漿泵送入氣化爐燒嘴的內(nèi)環(huán)隙?？辗炙蛠淼难鯕膺M入工藝燒嘴的外環(huán)隙(主氧)及中心管，與水煤漿進行切割霧化，在氣化爐燃燒室內(nèi)發(fā)生部分氧化反應，生成以H、CO、CO為主要成分的工藝氣，然后進入氣化爐激冷室進行洗滌。

氣化爐分上下兩部分，上部為燃燒室，下部為激冷室。激冷室上部有激冷環(huán)，下部浸入水中。原料在燃燒室進行氣化反應，從燃燒室出來的工藝氣通過下降管進入激冷室，被來自激冷環(huán)的灰水激冷洗滌。工藝氣在水中激冷至露點，然后工藝氣攜帶飽和水蒸氣及微量碳黑出激冷室。

1.3 有關的工藝參數(shù)

氣化爐溫度:1 280～1 380 ℃，氣化爐壓力：8.7 MPa，氧氣壓力：9.4 MPa，氧氣流量：32 000 m/h，進燒嘴中心氧壓力：6～9.8 MPa，進燒嘴中心氧流量：3 200～6 400 m/h。

1.4 水煤漿管道主要參數(shù)

水煤漿主管線：材質(zhì)20G，管道規(guī)格φ219 mm×23 mm。導淋管：材質(zhì)20G,管道規(guī)格φ114 mm×17 mm。

2 事故過程分析

2.1 氧氣和工藝氣體倒竄的原因

事故的直接起因是操作工打開了正在運行的煤漿泵出口導淋閥。管道內(nèi)壓力12.6 MPa，外部為常壓，導淋閥為球閥，球閥前的一段管道為不流動的死區(qū)，煤漿中的固體在此處沉積，堵塞閥門，閥門開度較小時，不能放出物料來，閥門開度很大時，堵塞的固體被沖開，大量煤漿從導淋管噴出，排向地溝。

液體泄漏可根據(jù)流體力學中的伯努利方程計算泄漏量。當裂口不規(guī)則時，可采取等效尺寸代替。泄漏速率公式如式(1)：

(1)

式中：

Q

——液體泄漏速率，kg/s；

C

——泄漏系數(shù)，無量綱；

ρ

——液體密度，kg/m；

A

——泄漏孔面積，m；

P

——管道壓力，Pa；

P

——大氣壓力，Pa；

h

——液壓高度，m。

由式(1)反復試算得出，導淋管內(nèi)煤漿泄漏速率為 286 kg/s，泵的流量為僅為23 kg/s，大量煤漿沿氣化爐至導淋管的管線倒流，導致進氣化爐的氧氣和工藝氣體倒竄進入煤漿管線。

2.2 進入水煤漿管線的氣體組分分析

煤漿管道內(nèi)物料流動過程，分煤漿泄漏階段和氣體泄漏階段，如圖1。

圖1 事故裝置流程

2.2.1 煤漿泄漏階段

導淋閥打開后，大量煤漿沿氣化爐至煤漿泵出口方向的煤漿管線倒流，假設反彈變形的煤漿排放管的流通面積為原管道截面積的一半，計算得倒流煤漿的流量為263 kg/s，線速度為10.27 m/s，氣體倒流速度與煤漿倒流的速度相同，線速度為10.27 m/s，計算結(jié)果與DCS數(shù)據(jù)基本吻合。

事故前燒嘴內(nèi)環(huán)隙煤漿壓力10.29 MPa，中心氧壓力9.8 MPa，環(huán)隙氧壓力9.4 MPa，氣化爐爐膛壓力8.7 MPa，大量煤漿外泄后，煤漿管線內(nèi)煤漿倒流，使進氣化爐燒嘴煤漿管線內(nèi)的流量、壓力瞬間下降，大量氧氣進入氣化爐，先在噴嘴附近形成過氧區(qū)，再從燒嘴煤漿環(huán)隙竄到煤漿管線，同時少量工藝氣體倒進煤漿管線。

在這一階段，煤漿管線的氣體流量很低，由氣化爐進煤漿管線的工藝氣的量很少，進入管道的氣體主要是氧氣，氧氣的初始溫度為80℃，因而管道內(nèi)混合氣體的溫度較低。

由物料衡算得出，管道內(nèi)氣體的組成：H為3.5%，CO為3.9%，CO為2.0%，HO為1.8%，O為88.5%，其他為0.23%。溫度為235 ℃，進入管道的氣體主要是O，H和CO的濃度很低，尚未達到爆炸極限，混合氣的溫度尚未達到H的自燃點(572 ℃)。

2.2.2 氣體泄漏階段

煤漿管線中的煤漿排凈后，氣體開始由導淋管排出，氣體泄漏通常以射流的方式發(fā)生，泄漏的速度與其流動的狀態(tài)有關，其特征可用臨界流(最大出口速度等于聲速)或亞臨界流來描述。在這一階段，公式(2)成立，氣體流動屬音速流動，事故發(fā)生時現(xiàn)場操作人員聽到非常刺耳的氣體噴出的聲音，可以印證這一結(jié)果。

(2)

式中：

P

——環(huán)境大氣壓力，Pa；

P

——容器壓力，Pa；

k

——氣體的絕熱指數(shù)，即定壓比熱

C

與定容比熱

C

之比。

泄漏速率可按式(3)計算：

(3)

式中：

Q

——氣體泄漏速率，kg/s；

C

——氣體泄漏系數(shù)；

A

——裂口面積，m；

M

——氣體相對分子質(zhì)量；

T

——氣體的儲存溫度，K。

由式(3)計算得出，煤漿管道內(nèi)氣體(工藝氣體和氧氣)的流量為25.43 kg/s。在這一階段，由于氣體流速大大增加，進入氣化爐的氧氣全部進入管道，流量為14.7 kg/s,進入管道的工藝氣體的流量為10.73 kg/s，管道中工藝氣體的含量增加。

由物料衡算得出管道中混合氣的組成：H為13.6%，CO為17.8%，CO為8.16%，HO為5.2%，O為54.3%。H在純氧中爆炸極限為4.0%～94.0%，CO在O中的爆炸極限為15.5%～93.9%。管道中H和CO均超過爆炸下限，已形成爆炸性混合物。計算得出管道內(nèi)工藝氣體和氧氣混合物的溫度為591 ℃。

2.3 點火源

氫氣的自燃點為572℃，爐膛內(nèi)的工藝氣溫度為1 370 ℃，管道內(nèi)工藝氣體和氧氣混合物的溫度為591℃，高于氫氣的自燃點，只要達到爆炸極限，就可以燃燒、爆炸。

2.4 爆炸機理

調(diào)查人員認為，在氣體泄漏階段，管道內(nèi)先發(fā)生了爆燃，隨著火焰在管道內(nèi)的傳播，火焰加速，使管道前端的氣體發(fā)生爆炸，爆燃轉(zhuǎn)為爆轟。

2.4.1 管道中氣體已經(jīng)具備了產(chǎn)生爆轟的條件

燃燒速度極快的爆炸性混合物，在全部或部分封閉的情況下，處于高壓下燃燒時，混合物的組成及預熱條件適宜，可以產(chǎn)生爆轟。爆轟是破壞性最大的氣體爆炸，爆轟可以在瞬間產(chǎn)生極高的壓力，為初壓的幾十至上百倍，爆轟波的傳播速度約2 000 m/s。在管道中傳播的爆炸，一定條件下會發(fā)生由爆燃向爆轟的轉(zhuǎn)變(DDT)。

從工藝條件來看，煤漿管道中氧氣和工藝氣體的混合物已經(jīng)具備了產(chǎn)生爆轟的條件：①H+CO在氧氣中的爆轟極為17.2%～91%，管道內(nèi)可燃氣體(H+CO)的組成為31.4%，處在常溫常壓下該混合氣體的爆轟極限內(nèi)。目前還沒有8.7 MPa、740 ℃條件下爆轟極限的數(shù)據(jù)，但可以肯定在此條件下的爆轟下極限會更低。②管道內(nèi)有大量氧氣，氫氣在氧氣中當量燃燒的速度為 14.36 m/s，燃燒速度非?？?。③氣體處于半封閉條件下，管道內(nèi)氣體壓力為8.7 MPa，屬于高壓燃燒。④混合氣體的平均溫度超過了氫氣的自燃點。⑤管道內(nèi)徑173 mm，遠大于混合氣體的臨界直徑(火焰不能傳播的最大管徑)。⑥管道長達200多米，允許火焰加速直到發(fā)生爆轟?，F(xiàn)場破壞情況符合爆轟的特征：爆炸破裂延伸到很遠的距離，有近200 m；最大損壞遠離火源處，爐頭未發(fā)生爆炸，發(fā)生燒損，見圖2。爆炸造成的管道上斷口在距離爐頭16 m處。

圖2 氣化爐爐頭燒嘴上部被嚴重燒損

基于以上分析，可以確定管道內(nèi)發(fā)生了爆轟。

2.4.2 管道內(nèi)爆燃轉(zhuǎn)爆轟的過程

根據(jù)爆燃轉(zhuǎn)爆轟的相關試驗和理論，管道內(nèi)爆燃轉(zhuǎn)爆轟的過程分4步：①燃燒釋放能量使周圍氣體壓力升高，形成“燃氣活塞”；②“燃氣活塞”壓縮未燃氣體，使其溫度升高，燃燒產(chǎn)生一系列“壓縮波”，且壓縮波的傳播速度大于燃燒速度；③經(jīng)過一定時間，后面的壓縮波趕上前面的壓縮波，二者疊加形成“激波”；④“激波”的高壓高溫作用，使正?；鹧婷媲胺揭欢ň嚯x處發(fā)生自燃，首先著火，然后與正?；鹧婧隙橐唬纬伞氨Z”。

管道內(nèi)爆燃轉(zhuǎn)爆轟過程見圖3。

圖3 管道內(nèi)爆燃轉(zhuǎn)爆轟過程

2.4.3 爆炸壓力的計算與管道破壞分析

根據(jù)壓力容器的爆破壓力計算公式——福貝爾(Faupel)公式，容器的爆破壓力介于容器器壁材料達到全塑性時的壓力和達到極限強度時的壓力之間，即在屈服極限和強度極限之間。計算的最小爆破壓力為96 MPa；最大爆破壓力為162 MPa。容器的實際爆破壓力介于這兩種極端值之間，正常爆破壓力為135 MPa。

從現(xiàn)場情況看，管道幾乎沒有明顯的塑性變形，裂口齊平，見圖4。完整的管道很少，有大量碎片飛出，符合脆性斷裂的特征。由于超壓導致的塑性破壞，設備會發(fā)生明顯變形，一般不產(chǎn)生碎片，破壞時直徑增大或局部鼓脹，管壁減薄，斷口呈灰暗纖維狀，無金屬光澤，斷面有剪切唇，而事故現(xiàn)場并未發(fā)現(xiàn)塑性破壞的特征。根據(jù)現(xiàn)場情況分析，管道在爆炸時內(nèi)部壓力瞬間增大，材質(zhì)還沒有明顯塑性變形就發(fā)生了破壞。

圖4 管道斷口

從現(xiàn)有的資料看，對材質(zhì)在此種狀況下的爆炸壓力計算還存在很大的困難，主要原因是無法獲得在快速加壓條件下材質(zhì)動態(tài)本構(gòu)關系。但從定性的角度，爆炸時的壓力要大于上述計算的壓力。

綜上所述，可以確定管道內(nèi)壓力高于135 MPa，材料發(fā)生脆性斷裂，印證了管道爆轟的爆炸機理。

2.5 低流量聯(lián)鎖沒有動作的原因

煤漿管線上有3個流量計，流量聯(lián)鎖采用3選2參與氣化爐安全聯(lián)鎖，一個在爐頂，一個在距煤漿泵出口40 m處的管道上，聯(lián)鎖跳車值為17 m/h。事故發(fā)生前，3個測點的煤漿流量值都為55 m/h，其中有一個測點在事發(fā)前，因波動較大，未參與聯(lián)鎖，儀表人員將煤漿泵轉(zhuǎn)速流量參與聯(lián)鎖。事故發(fā)生時DCS顯示兩個煤漿流量測點數(shù)值急劇上升,分別為72 m/h和83 m/h，一個測點數(shù)值有所下降,但沒有達到聯(lián)鎖跳車值,在事故過后才大幅下降。

原因分析：①煤漿管線使用的電磁力流量計，不識別流向，無論正向流動還是反向流動都顯示流量，在煤漿倒竄后，依舊顯示流量，所以煤漿流量低聯(lián)鎖沒有起作用，未能及時切斷氧氣；②電磁流量計阻力系數(shù)設得比較大，反應遲鈍，對流量波動不敏感，空管時也有流量顯示，呈現(xiàn)波動狀態(tài)。水煤漿裝置使用的煤漿電磁流量計都存在著精度不高、反應滯后、測量波動大的缺陷。

3 事故分析結(jié)論

3.1 直接原因

操作工錯開閥門，將正在運行的煤漿泵出口導淋閥打開，煤漿泄出，導致進入氣化爐的氧氣和爐膛內(nèi)的高溫、高壓工藝氣從燒嘴煤漿環(huán)隙倒竄到煤漿管線，形成爆炸性混合氣體，發(fā)生爆燃，火焰在沿管道傳播過程中加速，引起爆轟，將整條管線炸碎。

3.2 間接原因

3.2.1 設計存在缺陷

工藝控制系統(tǒng)存在缺陷，在煤漿管道破裂或?qū)Я荛y意外開啟的情況下，不能有效聯(lián)鎖，關閉氧氣，操作工開錯閥門導致煤漿外泄，導致進氣化爐的氧氣和工藝氣體從燒嘴環(huán)隙倒竄到煤漿管線，造成爆炸事故。2006年，某石化公司煤氣化裝置煤漿管線由于管線破裂，煤漿外泄，爐內(nèi)氣體倒竄入管道，發(fā)生爆炸，將29 m長的管道炸碎，與此次事故非常相似。

3.2.2 設備存在缺陷

煤漿管線使用的電磁流量計，不識別流向，在煤漿倒竄后，仍舊顯示流量，氣化爐的跳車連鎖沒有及時動作。在2006年某石化公司煤漿管線爆炸的事故中，煤漿低流量聯(lián)鎖也沒有及時動作。

4 建議措施

a) 建議改進氣化爐氧氣聯(lián)鎖系統(tǒng)，選用反應靈敏、能識別流向的流量計，并加強維護保養(yǎng)、檢測，確保停煤漿后能立即停氧。

b) 增加燒嘴煤漿壓差低報警系統(tǒng)，取壓點可分別設在爐膛和煤漿管線上，報警顯示放在DCS的顯著位置，并將煤漿壓差與氧氣進行聯(lián)鎖，一旦煤漿壓力下降，迅速關閉氧氣閥門。根據(jù)某石化公司的實踐，燒嘴煤漿壓差低報警系統(tǒng)反應靈敏，能夠迅速準確地反映煤漿的壓力波動，從而間接反映出煤漿的流動狀態(tài)，建議推廣使用。

c) 建議在煤漿管道靠近爐頭位置設置止回閥，防止煤漿發(fā)生倒流。日本宇部公司氨廠在煤漿管線進入噴嘴前增加一個止回閥，達到防止煤漿管線外泄的目的。

d) 對氣化裝置關鍵部位如氣化爐爐頭、高壓煤漿泵、激冷水泵、高壓灰水泵等增設工業(yè)監(jiān)控系統(tǒng)，將信號送至中控室進行監(jiān)控。