过热蒸汽（共7篇）
过热蒸汽 篇1
换热器是化工、石油、能源等各工业中应用相当广泛的单元设备之一。据统计, 在现代化学工业中换热器的投资大约占设备总投资的30%, 在炼油厂中占全部工艺设备的40%左右, 其中以管壳式换热器占主导地位, 本文对浮头式换热器进行设计。
1 设计工艺参数
2 工艺设计计算
2.1 工艺结构尺寸
2.1.1 初算换热器传热面积
1) 传热计算 (热负荷计算) 。
热负荷:
2) 有效平均温差△tm的计算。选取逆流流向, 这是因为逆流比并流的传热效率高。
3) 初算出所需的传热面积。由于壳程气体的压力较高, 故可选取较大的K值。
2.1.2 换热管参数计算
管径和管内流速:
选用φ25×2.5mm较高级冷拔传热管 (Q245) , 取管内流速为ui=1.3m/s。
管程数和传热管数:
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数:
需传热管总所长度为:L=14.1
式中:
qv———管程内介质的体积流量;
di———传热管内径;
d0———传热管外径;
S———传热面积。
根据换热器长度标准, 现取传热管长l=9m, 则管程数传热管总跟数n=488。
平均传热温差校正及壳程数。
平均传热温差校正系数如下:
由P和R查得:φ△t=0.93
传热管排列和分程方法:
采用三角形排列法, 即每程内均按三角形排列, 隔板两侧采用三角形排列。
取管心距:P=32mm, 隔板中心到离其最近的一排传热管中心距离, 各程相邻管心距为44mm。
2.1.3 壳体直径
取管板利用率η=0.75, 按卷制壳体的进级档, 取D=900mm。
本次设计为浮头式换热器, 该换热器结构紧凑、传热效率高、能承受高温、高压且运行安全可靠。浮头式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性, 在长期使用过程中积累了丰富的经验。尽管受到不断涌现的新型换热器的挑战, 但反过来也不断促进了自身的发展。故迄今为止在各种换热器中仍占主导地位。
2.2 换热器壳体壁厚设计计算
壳体、管箱壳体和封头共同组成换热器外壳, 管壳式换热器的壳体通常是由管材或者板材卷制而成。当直径大于400mm时, 采用板材卷制壳体和管箱壳体。
设计温度为100℃, 设计压力为1.83MPa, 选碳钢钢板Q245卷制, 在100℃下, 材料在100℃时的许用应力[σ]t=147Mpa, 取焊缝系数φ=0.85, 腐蚀裕度C2=2mm。
壁厚计算:
根据材料Q245, C1取0.6, C2取2。
3 结论
换热器的基本要求是安全性和经济性。安全是核心问题, 在充分保证安全的前提下尽可能做到经济。保证安全, 不是盲目地增加壁厚、提高材料品质, 而应从合理的结构设计、精确的强度计算、合理的材料选用以及正确的技术要求等方面着手。
参考文献
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过热蒸汽管线疏水器选型方法 篇2
关键词：过热蒸汽,疏水器,选型
疏水器是用于蒸汽供热设备和蒸汽管道上的自动阀门,它能自动排除冷凝水、空气及其他不可凝结的气体,并能防止蒸汽泄漏。基于密度差、温度差和相变“识别”蒸汽的疏水器分别称为机械型、热静力型及热动力型疏水器。2010年11月15日至2011年3月24日对大庆石化公司全部在用疏水器进行了能效监测,完好率仅为81.85%,疏水器损坏主要是由于选型不当及容量计算与实际生产要求不符造成的。粗略估算由疏水器故障造成的经济损失每年将达到1.72亿元。过热蒸汽管线的疏水器选型往往被忽视,甚至部分过热蒸汽管线上没有安装疏水器,疏水器选型的错误及忽略安装造成每年大量过热蒸汽的浪费,同时对生产造成安全隐患。正确认识过热蒸汽及疏水器选型是大庆石化生产节约能源及维护生产安全的重中之重。
1 过热蒸汽简介
在一定压力下,水达到饱和温度时就成为饱和水,并开始蒸发,直到成为干饱和蒸汽,温度一定保持在饱和温度范围。然而,当再进一步对干饱和蒸汽加热时,温度则升高,这种比干饱和蒸汽温度高的蒸汽称为过热蒸汽。过热蒸汽的温度与该压力下饱和蒸汽温度的差称为过热度[1]。
过热开始的瞬间所增加的热量不但提高了蒸汽的温度,而且体积也增大。因此,当压力相等,过热蒸汽的过热度越高,蒸汽具有的热量,即热焓也就越大,所带来的效益也越显著。一般说来,过热蒸汽和饱和蒸汽相比,有以下优点:
1)在蒸汽输送管线及蒸汽原动机(如汽轮机)内,即使因热量损失使蒸汽温度下降,也不会使蒸汽凝结产生凝结水,蒸汽损失少,所以可防止凝结水(水滴)产生的水击作用。
2)由于不容易产生凝结水,蒸汽原动机内的摩擦阻力难以增加,使蒸汽在设备内流通平稳通畅,同时也可减轻凝结水对设备内部的腐蚀。
3)过热蒸汽因其具有热量多、体积大的特点,即使用少量的蒸汽也可以做很大的功,因而蒸汽消费量少,可节省燃料。
过热蒸汽也存在以下一些缺点:
1)生产过热蒸汽需要增加设置与锅炉配套的过热器,一般需增加设备费用15%~20%,并且使用方法复杂,使蒸汽生产成本增高。
2)当饱和蒸汽继续加热成为过热蒸汽后,蒸汽提高的温度(即过热度)与其热量不是成比例地增大,所以作为加热源使用的价值不大。
原则上,过热蒸汽只适用于蒸汽轮机或蒸汽发动机等蒸汽原动机作为动力源(这种场合,由于蒸汽的膨胀力产生动力,使热能转换成功),一般不作为加热源来使用。
2 过热蒸汽系统疏水原因
过热蒸汽系统疏水的主要原因是启动负荷。由于负责输送过热蒸汽的蒸汽总管的尺寸很大,启动时会产生大量凝结水。设备启动时,由于有时间开、关阀门,一般使用监督启动法,即使用手动阀排除凝结水,所以疏水器安装往往被忽略。
监督启动法的缺点在于使用时要浪费大量人力,由于对设备启动时间只能进行粗略估算,难免会因为错误估计时间浪费大量蒸汽。当出现紧急状况时,如失去过热器或过热器旁路,这时可能需要用饱和蒸汽运行。这些事故中,没有手动开启阀门的时间;因此,过热蒸汽管线需要安装疏水器,而且必须正确选型。
3 过热蒸汽管线疏水器选型
过热蒸汽管线因要输送过热蒸汽,选择的疏水器必须具备短时间内能够排除大量凝结水、不泄漏蒸汽、不受管道内压力变化影响的特点。
3.1 双金属片型疏水器
双金属片型疏水器的热敏元件为两种不同膨胀率的金属通过特殊工艺压铸在一起的金属片,双层金属片在受热后膨胀,由于不同的膨胀率使其产生弯曲。利用这种特性制作成疏水器的热敏元件起到开关作用。在已有压力下,只要疏水器内有蒸汽,不管蒸汽温度的高低,疏水器保持关闭;蒸汽温度升高时,双金属元件的拉力变大,为阀门提供更大的密封力;过热蒸汽能更好地密封阀门。双金属型疏水器还能胜任大的启动负荷。由于这些原因,该疏水器是过热蒸汽疏水的正确选择。
在过热运行中,双金属片型疏水器内的凝结水必须冷却到低于饱和温度,疏水器才能开启。值得注意的是,如果疏水器之前的凝结水集水管的直径和长度不够大,凝结水回流到管路中,可能损坏管路、阀门和设备。阿姆斯壮公司生产的双金属片SH-300、SH-900、SH-1500系列,北京疏水阀门厂生产的双金属片BK、TB系列均能满足过热蒸汽管线排除凝结水的需求。
3.2 倒置桶型疏水器
倒置桶型疏水器室利用凝结水和蒸汽密度差的工作原理,内部结构是由杠杆联接倒吊桶,克服蒸汽压力,开关疏水器阀门。疏水器内的水封可以防止过热蒸汽接近疏水器的排放孔,保证不损失新鲜蒸汽并延长使用寿命。排放孔位于疏水器顶部,使污物不易沉积并允许排除空气。倒置桶型疏水器既能胜任大的启动负荷,又适用于小的启动负荷。
在过热系统中应用倒置桶型疏水器存在的主要问题是保持疏水器内部的水封,过热蒸汽易与疏水器内存留的凝结水混合产生闪蒸蒸汽,使疏水器在低于管道工作压力的范围内开阀泄漏蒸汽,因此在过热蒸汽管线上使用倒置桶型疏水器时应注意加装止回阀。
随着倒置桶型疏水器工作原理的改进,出现一种独特的带有集水仓的倒置桶型疏水器,集水仓内存集足够的凝结水,保证在整个排放周期内都能够保持水封。阿姆斯壮公司生产的倒置桶型疏水器401-SH、501-SH系列,北京疏水阀门厂生产的倒置桶型疏水器WDVS系列均带有集水仓,可克服过热蒸汽管线的过热、高压等不利因素。
4 结语
正确选择过热蒸汽管线疏水器类型可减少过热蒸汽损失,节约燃料,减小生产成本;同时避免过热蒸汽与凝结水混合导致闪蒸蒸汽,形成输送蒸汽压力不稳定,维护生产正常运行。
参考文献
过热蒸汽 篇3
关键词：炉管,更换,安装组对,焊接
一、前言
公司承担苯乙烯脱氢单元蒸汽过热炉的检修, 该炉为单排立管双面辐射双室箱式炉, 炉内由2个辐射室、1个对流室及引风机和烟囱组成, 整体结构如图1。这次检修主要是针对辐射室A室进行, A室辐射炉管为离心浇铸合金炉管, 材料为MANXM, 规格为Φ84 mm×8 mm (MSW) , 每根管长9250 mm, 有效加热长8585 mm, 总共18根, 炉管通过上管接接头与上集合管焊接, 上管接接头材料为HK40。因辐射室炉管工作温度高, 故对炉管的安装组对和焊接质量要求高。
二、辐射段A室炉管的检查更换
1.炉管更换标准
在役炉管和急弯弯头, 经外观、测厚或金相检查后, 有几种情况必须进行更换: (1) 炉管鼓包严重, 有裂纹或网状裂纹; (2) 炉管弯曲度大于管径2倍; (3) 炉管由于严重腐蚀、爆皮, 管壁厚度小于计算允许值; (4) 外径增大5%, 即外径应≤88.2 mm; (5) 金相组织中有晶界氧化、严重球化及晶界裂纹等缺陷。经过检查, A室有6根炉管达到更换标准, 必须进行更换。
2.炉管更换方案
经过现场实际勘察, 考虑到检修施工的操作和不破坏炉底保温层等因素, 确定了炉管更换方案。炉管拆除时用切割机切割两道切口, 第一道切口在上管接接头与炉管的焊缝处, 第二道切口为距炉底保温砖400 mm处, 这样炉管更换安装时只有上下两道焊缝, 更有利于保证检修质量。
3.炉管安装组对
旧炉管按要求拆除后将对新炉管进行安装组对, 新炉管进场前应检查质量证明书, 按规范进行外观检查, 并逐根进行水压试验, 炉管的切割用切割机进行。炉管组对时同一公称长度相邻炉管间的长度偏差<3mm, 任意相邻炉管间的中心距偏差±3, 任意两根炉管之间的中心距偏差±10 mm, 不得强行组装, 由于同轴度偏差二引起的对口错变量不得超过壁厚的10%, 且≤1 mm。
三、炉管的焊接
更换炉管时, 新、旧炉管对接接头和新炉管与上集合管管接头的焊接质量是修复的关键。MAN XM、HK40都属于奥氏体钢, 其热膨胀系数较高, 导热率较低, 在焊接中出现的缺陷主要是焊接热裂纹。另外, 由于处在高温渗碳及氧化性环境, 长时间运行后炉管出现明显渗碳层, 碳原子的渗入使旧炉管的可焊性下降, 故在炉管焊接时还必须考虑旧炉管的渗碳, 保证焊接接头在高温环境下的强度不低于母材的抗拉强度。而且正确选择焊接材料、焊接工艺参数相互匹配合理也是非常必要的。
1.化学成分分析
MAN.XM炉管属于奥氏体型耐热钢, 新、旧材料的化学成分见表1。从表1中可以看出, 旧炉管的化学成分中除C元素的质量分数增加较多外, 其他元素的质量分数变化不大。选用焊材时, 应首先要保证焊缝致密, 无裂纹和气孔等缺陷, 同时使焊接金属的热强性基本与母材一致。故焊丝采用高温炉管焊丝ERNi Cr-3, 规格为Φ2.4 mm×1000 mm, 抗拉强度580 MPa, 屈服强度305 MPa, 延伸率36%, 化学成分见表2。
2.焊接方法
多年来, 公司都承担石油化工装置中各种工业炉管的检修, 对炉管的焊接较成熟的焊接方法有全TIG气体保护焊和TIG气体保护焊打底手工焊条电弧焊盖面。手工焊条电弧焊接设备简单, 但焊接时飞溅多。TIG气体保护焊焊接时不产生飞溅, 焊缝表面不存在熔渣, 在Ar气的保护下, 合金元素烧损少, 电弧平稳, 熔池金面表面张力较大, 表面成型良好, 能获得单面焊双面成型的焊缝, 其焊接接头力学性能较好。经过实践, 合金炉管检修现场焊接时, 受各种因素的影响较多。选用全TIG气体保护焊更能保证焊接质量, 并最好选用高频引弧技术进行焊接。
根据炉管的规格, 坡口形式采用V形坡口。用角磨机打磨坡口到规定角度, 见图2。着色检查, 表面不得有裂纹、裂缝等缺陷, 当发现微裂纹时必须用角磨机打磨干净。在保证焊透和方便焊接的前提下, 采用小角度坡口, 可以减小焊缝横截面积、减小焊后变形和焊接应力。
3.焊接工艺要求
(1) 焊丝表面和坡口要进行清洁 (丙酮清洗) , 并且保持干燥。 (2) 保护气体氩气的纯度≥99.95%。 (3) 组对前将坡口及坡口两侧30 mm范围内的油污、氧化物等对焊接质量不利的物质清理干净。 (4) 组对时对口间隙为2.5~3 mm, 不能太小, 以防未焊透。 (5) 定位焊前应先通氩气置换, 定位焊与正式焊接采用相同的焊接系数, 不得有焊接缺陷。
4.焊接
焊接分为打底焊、中间层和盖面层焊接。打底层焊接顺序 (图3) 。以180°为起点, 沿着焊缝分别完成180°→270°和180°→90°方向的焊接, 再完成从90°→0°和270°→0°方向的焊接, 焊枪做横向月牙形摆动, 一道完成。中间层和盖面层都不做横向摆动, 采用小线能量多层多道焊接, 每层焊道的接头应错开30 mm, 每层焊接完后应清除焊道表面熔渣及焊接缺陷。焊接层间温度控制在100℃以下, 这样可以减少热输入, 降低焊缝接头的高温停滞时间, 防止有害元素引起晶间腐蚀, 提高焊缝的抗裂性。
5.焊缝质量合格标准
焊接完毕后, 焊缝应圆滑过渡到母材, 焊缝表面不允许未熔合、裂纹、夹渣、咬肉、凹陷等缺陷, 焊缝余高≤1.5 mm, 焊缝做100%RT检测, Ⅱ级合格。
四、结论
过热蒸汽 篇4
稠油油藏过热蒸汽技术已应用于矿场试验并取得了明显的开发效果[1]。过热蒸汽是指特定压力下蒸汽温度高于饱和温度的水蒸汽。与常规湿蒸汽相比,过热蒸汽具有过热、高干度、高温度、低压力的特点,使其开发稠油油藏的机理与常规湿蒸汽具有明显差异[1,2]。大量室内实验研究表明,过热蒸汽不仅是高热量的载体,同时过热蒸汽与储层矿物及流体相互接触,使得油藏物性发生复杂的物理化学变化。不仅仅降低了原油的黏度,而且改善储层的渗流能力。本文在过热蒸汽开发稠油油藏提高采收率机理分析基础上,利用数值模拟技术对薄层稠油油藏过热蒸汽吞吐技术的优势及开发规律进行了对比和分析。
1 过热蒸汽开采机理
过热蒸汽是水的一种特殊状态,其采油机理与常规注蒸汽采油既有相同之处,又有其自身的特点。
(1)高温降黏作用。
稠油的黏度对温度变化非常敏感,高温降黏大大降低了原油的渗流阻力,是稠油热采的最重要机理。
(2)蒸汽蒸馏作用。
过热蒸汽具有高温、低压的作用,过热蒸汽可以大幅度提高原油的蒸汽蒸馏率,且对较重的原油尤为明显[3,4,5]。
(3)热膨胀作用。
过热蒸汽具有更高的温度和热量,原油的热膨胀作用更加明显。
(4)水热裂解作用。
稠油在高温水蒸汽作用下易于发生脱硫、脱氮、加氢、开环等一系列的水热裂解化学反应,反应后稠油的黏度大幅度降低,硫、氧、氮等杂原子的含量降低,原油质量提高[6,7]。
(5)解堵作用。
高速蒸汽对岩石的高温冲刷作用有效解除井筒附近钻井液等造成的污染,加热油层使原油黏度大幅度降低;开井回采时,油、蒸汽及凝结水高速流入井筒,将堵塞物排出,改善近井地带渗流条件。
(6)乳化驱作用。
原油的蒸馏馏分在蒸汽前缘凝析形成水包油乳状液或者凝析水乳化到油中形成油包水乳状液。形成水包油乳状液的黏度要比水大,形成油包水乳状液的黏度要比油大,增加驱动压差,将会降低蒸汽的指进,改善蒸汽波及状况。
2 开发特征分析
根据河南油田浅薄层稠油油藏的地质特征,选取油藏顶面深度220 m,有效厚度分别为1.8 m、4.2 m和6 m。储层渗透率为1 250×10-3 μm2,孔隙度为31%,原始含油饱和度为65%,初始地层温度为26 ℃等参数进行数值模拟研究。为模拟原油的蒸馏效应,原油组分设置为轻质原油组分、中质原油组分和重质原油组分(见表1)。模型过程中,第1轮次为普通湿蒸汽吞吐,而后变化蒸汽物性继续吞吐,从而对比不同物性蒸汽对吞吐效果的影响,其中湿饱和蒸汽井底干度取0.54,对应井底温度260 ℃;干度0.80对应井底温度300 ℃的湿蒸汽;300 ℃过热蒸汽过热度分别选择0.0、20.0和50.0 ℃。
2.1 增油能力分析
根据油藏有效厚度范围,将薄层稠油油藏分为1—3 m油藏、3—5 m油藏和5 m以上油藏三种情况,通过对比注入相同体积不同过热度的过热蒸汽和不同物性湿饱和蒸汽的累积产油量,分析不同物性蒸汽对增油能力的影响。如图1所示,对于不同厚度范围的薄油层稠油油藏而言,实施过热蒸汽吞吐的累积产油量明显高于湿饱和蒸汽吞吐;随着过热度和蒸汽干度的增加累积产油量逐渐增加;累积产油量随蒸汽过热度的增加基本呈直线上升,过热度超过20 ℃后稍微变得平缓。有不同厚度油藏的增油幅度曲线可知,随着过热蒸汽过热度的增加,过热蒸汽的增油能力增强,油藏厚度越小增油幅度越大,说明过热蒸汽开发薄层稠油油藏具有一定优势。其原因为过热蒸汽具有更高的温度和干度,使得过热蒸汽吞吐的油藏温度要高于湿饱和蒸汽,且这种差别随吞吐轮次的增加会越来越明显;同时,过热蒸汽吞吐的蒸汽腔体积要大于湿饱和蒸汽,说明过热蒸汽的波及范围更大[8]。
2.2 节约汽量分析
以260 ℃、干度为54%的普通湿蒸汽吞吐效果为基础,研究不同物性蒸汽吞吐达到相同产油量时所需的注入蒸汽量,通过对比所需蒸汽量的大小分析过热蒸汽吞吐的优势。如图2所示,对于1—3油藏而言,若以260 ℃普通湿蒸汽为基准,干度80%300 ℃蒸汽用量是湿蒸汽的89%,干饱和蒸汽用量为81%,过热度20 ℃过热蒸汽用量为78%,过热度50 ℃过热蒸汽用量为75%。对于3—5 m油藏而言,若以260 ℃普通湿饱和蒸汽吞吐作为基准,那么干度80%的300 ℃蒸汽用量是85%,干饱和蒸汽用量为77.5%,过热度20 ℃过热蒸汽的用量为74.5%,过热度50 ℃过热蒸汽的用量为71.5%。对于5 m以上油藏,若以260 ℃普通湿饱和蒸汽吞吐作为基准,那么干度80%的300 ℃蒸汽的用量是85%,干蒸汽的蒸汽用量为75%,过热度20 ℃过热蒸汽用量为71%,过热度50 ℃过热蒸汽用量为69%。可见,相同产油量时,湿饱和蒸汽吞吐的累积注汽量远大于过热蒸汽吞吐所需的蒸汽注入量,随蒸汽干度的增加相同产油量所需的蒸汽注入量越低,随过热度的增加相同产油量时所需的蒸汽注入量逐渐降低。由蒸汽用量百分数曲线可知看出,达到相同的产油量所需注入的过热蒸汽量远低于普通湿饱和蒸汽量,随着高温蒸汽干度或过热度的增加所需过热蒸汽量逐渐降低;同时,随油藏厚度的增加蒸汽用量百分数降低,说明油藏厚度越大蒸汽的利用率越高。
2.3 油藏物性分析
图3和图4为不同物性蒸汽吞吐后油藏温度分布和含油饱和度分布对比图。由图3可知,相同注入轮次结束时,过热蒸汽吞吐的加热范围明显大于湿饱和蒸汽吞吐;对于过热蒸汽吞吐而言,随着过热度的增加,干饱和蒸汽吞吐的加热范围略低于具有一定过热度的过热蒸汽吞吐;而当过热度超过20 ℃后,过热蒸汽吞吐的加热范围无明显增大,这也是过热度超过20 ℃后过热蒸汽开发效果无明显增加的原因。
由图4可以看出,相同轮次注汽结束时,过热蒸汽吞吐的低含油范围明显大于湿饱和蒸汽,干蒸汽低含油范围略小于具有一定过热度的过热蒸汽。因此,过热蒸汽一方面具有较大的比容而使得波及体积增大;另外一方面过热蒸汽具有较强的蒸馏效应而增加了洗油效率,使得过热蒸汽吞吐可大幅度改善稠油油藏的开发效果[9]。
3 应用实例
河南油田高浅3区于2005年2月份高浅3井首先投产,同年开始进行大规模蒸汽吞吐开发,至2010年2月份已累积实施饱和湿蒸汽吞吐261井次,平均单井吞吐7.85井次,累积注汽20.446 4×104 t,累积产油7.774 2×104 t,综合含水72.63%,油汽比0.32,回采水率100.89%,采注比1.39。2009年8月份该区块开始实施过热蒸汽吞吐,其吞吐生产分为两种情况,一是在老层位湿饱和蒸汽吞吐基础上实施过热蒸汽吞吐,另外一种情况是在新层位中直接进行过热蒸汽吞吐。目前,高浅3区过热蒸汽吞吐达到52井次,其中老层位过热蒸汽吞吐37井次,新层位过热蒸汽吞吐15井次。老层位过热蒸汽的平均单井吞吐轮次为2.06井次。不考虑吞吐轮次未结束的生产井,高浅3区过热蒸汽吞吐的累积注汽量为3.317 8×104 t,累积产油1.266 1×104 t,综合含水率达到69.52%,累积油汽比为0.38,回采水率高达87.03%,采注比达到1.25,与转周前的湿饱和蒸汽吞吐相比,取得了明显的开发效果,油汽比由0.30增加至0.38,含水率由82.12%降至69.52%;其中老层位过热蒸汽吞吐开发效果相对较差,累积油汽比为0.35,比湿饱和蒸汽吞吐高出0.05,而新层位过热蒸汽吞吐的开发效果较好,其累积油汽比达到0.52,具体统计结果见表2。
4 结论
(1) 过热蒸汽提高稠油油藏开发效果的机理主要包括:过热蒸汽的蒸馏效应是增产的主要机理;
高温高热量降低原油黏度的作用;原油的热膨胀特性;过热蒸汽大比容提高热波及范围,改善波及系数,较强的蒸馏效应提高洗油效率。
(2) 相同蒸汽注入量时,过热蒸汽吞吐的累积产油量明显高于湿饱和蒸汽吞吐;随过热度的增加累积产油量增加,而当过热度超过20 ℃后,增油幅度变缓;过热蒸汽的加热范围及蒸汽腔体积高于饱和蒸汽,同时过热蒸汽蒸馏效应明显,增油效果显著。相同吞吐产油量时,过热蒸汽吞吐比湿饱和蒸汽节约大量蒸汽,过热蒸汽携热量大,比容高,能有效萃取稠油中的轻质组分,有效扩大波及体积。
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过热蒸汽 篇5
某电厂600MW超临界发电机组在投产后多次发生过热蒸汽温度大幅波动的情况, 这使得受热面壁温冷热交替过于频繁, 从而对锅炉安全运行构成了极大威胁。针对这样的问题, 本文进行了过热蒸汽温度调节的分析和归纳。
1 锅炉系统简介
本机组采用超临界本生 (Benson) 直流锅炉, 型号为HG-1890/25.4-YM4, 一次中间再热、滑压运行, 配内置式再循环泵启动系统, 固态排渣、单炉膛、平衡通风、Π型布置、全钢构架悬吊结构、露天布置。炉膛为单炉膛, 断面尺寸为22.18m×15.63m, 设计煤种为神府东胜煤, 校核煤种为大同塔山煤, 最大连续蒸发量为1890t/h, 过热器蒸汽出口温度为571℃, 再热器蒸汽出口温度为569℃, 给水温度为283.7℃。
锅炉汽水流程以内置式汽水分离器为界双流程设计。水冷壁为膜式水冷壁, 下部水冷壁及灰斗采用螺旋管圈, 上部水冷壁为垂直管屏。从冷灰斗进口一直到标高约43.96m的中间混合集箱之间为螺旋管圈水冷壁, 连接至炉膛上部的水冷壁垂直管屏和后水冷壁吊挂管, 然后经下降管引入折焰角和水平烟道侧墙, 再引入汽水分离器。锅炉给水系统配置一台30%BMCR容量的电动给水泵和两台50%BMCR容量的汽动给水泵。
2 正常运行时过热蒸汽温度控制范围与原则
600MW超临界机组在正常运行过程中, 过热蒸汽温度最好能控制在568℃左右, 上下浮动5℃以内, 再热蒸汽温度也最好控制在568℃左右, 上下浮动5℃以内, 尽可能缩小两侧偏差在10℃以内。同时各段蒸汽温度、各个受热面壁温不超过规定允许值。然而, 锅炉在运行时进行燃烧调整, 升降负荷, 启停制粉系统, 并列给水泵, 启停一次风机, 锅炉炉膛及水平烟道吹灰等操作, 都将使主蒸汽温度和再热汽温发生较大变化, 此时必须先明白到底是何种工况引起的扰动, 或者是哪几种工况叠加一起引起的扰动, 并根据该扰动采取适当的措施, 将汽温调整至合适范围内, 避免蒸汽温度过低或者超温。
过热蒸汽温度调整的最基本的原则是通过调节给水与燃料的比例, 控制中间点温度, 并投用适量的一级、二级减温水作为辅助手段来合作协同完成。所以, 当中间点温度变化较大时, 就要根据当前的煤质发热量等参数, 适当调整煤水之间的比例, 保证过热蒸汽温度在正常范围内[1,2,3]。
3 影响过热蒸汽温度的主要因素
3.1 水煤比
中间点 (即内置式分离器出口处) 的温度是调节给水量与煤量比的最重要温度参考点。600MW超临界机组在240MW负荷时开始转干态, 高于240MW时, 锅炉干态运行, 中间点温度为过热温度。只要水煤比的值不变, 过热汽温就会维持稳定。一般情况下, 600MW机组每带10MW负荷, 大约需要4吨燃煤和30吨给水, 其中又因煤质变化所需煤量又会发生较小变化, 但给水/煤量约等于7.5, 以维持适当的中间点温度。只要保持适当的给水煤量之比, 在不同的负荷和不同的工况下, 直流锅炉都能维持相对一定、相对稳定的过热蒸汽温度。
3.2 给水温度
正常情况下, 给水温度一般不会有大的变动;但当高加投入和停用时, 给水温度变化较大。因此, 在机组正常运行时, 要加强对高加系统的监视, 并对高加各段给水温度、高加抽汽温度及抽汽压力的变化趋势加以掌握。高加水位也要多加关注, 当高加水位高时很可能是高加泄露, 需要退出高加检修处理, 会较大影响给水温度, 从而影响过热蒸汽温度。投退高加都要严格控制高加出口给水温度的变化速率, 投入时温升速率应小于等于3℃/min, 退出时高加出口给水温降速率小于等于1.5℃/min, 以保证给水温度不发生大幅变化[4]。
3.3 配风合理性
当锅炉二次风量加大时, 氧量会增大, 由于低温冷风将吸收锅炉一部分热量, 从而导致炉膛温度降低, 使炉膛出口温度升高。在总风量维持一定的工况下, 配风的变化也会引起汽温的变化, 当下层风量不足时, 部分煤粉燃烧不完全, 使得火焰中心上移, 炉膛出口烟温升高。氧量过低时, 锅炉燃烧不稳定, 会导致过热蒸汽温度波动大。所以要合理配风, 维持适当的氧量, 保证锅炉燃烧稳定来维持过热蒸汽温度的稳定。
在日常电力生产过程中, 加大燃尽风量能使煤粉得到更加充分的燃烧, 同时又能减少氮氧化物这一重要环保指标的生成量, 降低飞灰含碳量, 但是从控制过热蒸汽温度稳定这一角度来分析, 还是有其不足之处, 当在总风量维持一定的情况下, 过热蒸汽温度会相对明显升高, 为维持温度稳定就必须要加大一级、二级减温水, 从而对蒸汽压力也有较大影响, 过热蒸汽温度就很难维持在适当水平。所以要根据当前的负荷工况, 合理调配燃尽风量, 保证锅炉稳定运行。
3.4 火焰中心高度
要想维持过热蒸汽温度稳定, 就必须有稳定、适中的火焰中心高度, 过高过低都不能很好地保证过热蒸汽温度在正常范围内。例如, 由于对锅炉燃烧的扰动使得火焰中心发生上移, 会减少锅炉上层辐射换热量, 增加对流换热量, 一旦锅炉受热面的热量分配发生不平衡, 就必然会使得过热蒸汽温度的平衡发生破坏, 还会出现氧量变大、排烟温度升高等一系列新的问题, 降低了锅炉运行效率和经济性[5,6]。
3.5 受热面积灰结焦
当锅炉正常运行时, 需要定期对锅炉各个受热面进行蒸汽吹灰, 防止受热面积灰结焦, 影响换热效果, 减少锅炉爆管风险。锅炉不同部位积灰结焦对过热蒸汽温度的影响是不同的。当水冷壁积灰结焦时, 炉膛换热效果变差, 过热汽温就会升高;当过热器积灰结焦时, 过热汽温会相对明显下降。所以, 必须要坚持定期吹灰, 无论从蒸汽温度调节角度还是锅炉安全角度, 都是十分必要的。
4 大幅降负荷时过热蒸汽温度控制策略
机组一旦并网运行必然要随时配合电网升降负荷。然而, 一旦负荷大幅下降时, 如果不能及时调整, 过热蒸汽温度也会随之大幅降低。这又有可能与负荷下降之前的工况不合理有关, 例如:降负荷前水煤比本来就略微偏大, 一、二级减温水调整门开度过小甚至完全关闭, 使得减温水调整门失去了应有的调节余量。其中, 一级减温水用以控制屏式过热器出口汽温, 二级减温水用以控制末级过热汽出口汽温。在负荷下降过程中, 协调又会率先减少煤量, 再减少给水量, 这又使得水煤比在负荷下降过程中更加偏大。负荷下降较大时, 一般又要停用上层制粉系统等等, 各个因素相互叠加的后果, 往往会使得过热蒸汽温度下降过快, 降得过低, 一旦降低之后, 就需要很长时间才能把过热蒸汽温度重新涨起来[7]。
根据某600MW超临界机组运行人员的长期实践, 在锅炉正常运行时, 一般维持过热器一级减温水调整门开度30%左右、二级减温水调整门开度20%左右, 减温水总量90t/h左右, 并且减温水总量小于总给水量的10%, 如图1所示。这样就能保留一级、二级减温水调整门较好的调节性能。调整时减温水不可猛增、猛减, 否则压力波动太剧烈, 影响过热蒸汽温度调节。应根据减温器后温度的变化情况来确定减温水量的大小。为了防止减温水过量, 减温后温度应保持至少20℃过热度。
降负荷时可以及时修改BTU, 使得协调减煤量减得少些, 也可以提前修改中间点温度的偏置, 使得水煤比不会随着负荷的降低变得越来越大, 而使得过热蒸汽温度越来越低。
另外, 降负荷过程中可适当加大各台运行磨煤机的热风门开度以加大一次风量, 提高一次风机母管风压, 使得火焰中心能够适当上移, 又能多吹点煤粉进入炉膛, 从而能修正水煤比, 适当提高过热蒸汽温度。当然, 因大幅降负荷需要停运制粉系统前, 过热汽温已经较低时, 可以考虑停运下层制粉系统, 保留上层制粉系统运行。
5 结束语
进行主蒸汽温度调整, 首先必须要维持合适的水煤比, 以控制中间点温度为基本调节, 并以减温水作为辅助快速调节来完成, 配送以适当的二次风, 维持理想的火焰中心高度, 受热面定期吹灰, 来控制主蒸汽温度稳定正常;在负荷变化或者事故状态时, 准确判断、及时手动调整作出干预, 杜绝因过热蒸汽温度大幅波动引发的不安全事件。
参考文献
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[3]宋晓凤.主蒸汽温度自动调节系统[J].自动化与仪器仪表, 2002 (5)
[4]方廷璋, 刘立伟, 吴延龙.600MW超临界机组汽温控制策略研究[J].电站系统工程, 2009 (4) .
[5]樊泉桂.超临界锅炉的汽温特性及控制[J].动力工程, 2007 (1) .
[6]白焰, 李荣梅, 邱忠昌, 等.600MW超临界锅炉主汽温控制系统分析[J].中国电力教育, 2007 (S1) .
过热蒸汽 篇6
关键词：烧嘴改造,提高废气利用率,降低消耗
科学实践摘要:通过对蒸汽过热炉A-BA701废气烧嘴进行改造, 提高A-BA701的废气利用率, 减少天然气使用量, 降低天然气消耗关键词:烧嘴改造提高废气利用率降低消耗1概述某化工厂合成氨装置蒸汽过热炉A-BA701是将气化单元废热锅炉A-EC101A/B产生的10.5Mpa、314℃的饱和蒸汽, 经过A-BA701过热到10.5Mpa、485~505℃, 送入SX管网使用。原设计加热介质为渣油、废油和废气, 2001年合成氨装置油改气后加热介质改为天然气、废气, 天然气由天然气压缩机入口提供, 废气由液氮洗单元提供。过热炉设有6套燃料枪系统, 每套系统分别有长明灯枪、天然气枪、废气枪构成, 在每套燃料枪系统的火盆周围都设有配风系统, 通过鼓风机出口分配风量后作为助燃介质使用。正常操作时先点燃长明灯枪后投用天然气枪, 天然气枪投用正常后根据炉膛温度再投用废气枪。废气供给压力为45KPa~55KPa之间, 多余的废气进入火炬系统燃烧。工艺流程简图如下:2运行现状及改进理由原设计将气化废锅产生的78t/h的饱和蒸汽加热至过热蒸汽所需的天然气量为1037Nm3/h、废气量为1959Nm3/h, 在实际运行中所需的天然气量为950Nm3/h左右, 废气量为900Nm3/h左右。都低于设计值, 但是废气没有充分利用。液氮洗岗位实际提供的废气量为2500Nm3/h左右, 该气体成份如下表所示:H2N2Ar CO CO2CH4含量 (V/V%) 8.620.715.944010.8名称据上表可以看出, 废气中惰性气体N2和Ar所占含量为36.6%, 剩余的63.4%都是有效气体可以回收利用的, 所以通过增加废气的燃烧量可以降低天然气的投用量, 起到降低天然气消耗的作用。在A-BA701正常运行期间, 对废气的投用量进行了调整, 废气的最大投用量一直在900Nm3/h左右, 经过现场调整分析和查找资料, 发现废气加不起来的原因为废气枪流量通道尺寸太小, 因此对废气枪的流量通道进行改造对降低天然气消耗十分有利。3实施过程原设计废气烧嘴每只枪有5个φ4.2的通道, 废气枪结构如图1:5-φ4.2φ19.7φ12.860°30°60°35.24541.1φ25±0.0512.81641.170°40°45°φ11.2φ6图1改造前的废气烧嘴结构2008年8月依托设计在大检修期间, 对A-BA701的废气枪系统行了改造, 将每只废气枪的流量通道有原来蒸汽过热炉提高废气利用率, 降低天然气消耗张旭燕 (兰州石化职业技术学院)
的5个增加为8个, 并相应增大了流量通道的尺寸, 改造后的废气枪结构如图2:35.24541.1φ25±0.0512.81641.170°40°45°φ11.2φ6φ3060°30°60°φ24φ12图2改造后的废气烧嘴结构4实施后的效果2008年8月对改造后的废气枪进行了投用, 效果明显, 极大地提高了废气的利用率, 降低了天然气的投入量。在废气量增大的运行中, 炉膛温度和炉膛负压等各种参数较改造前没有太大的变化, 运行稳定, 下表为改造前和改造后A-BA701相关参数的对比:名称项目改造前改造后废气量 (Nm3/h) 9001560天然气量 (Nm3/h) 890514炉膛负压 (mmh2o) -3.82-3.64炉膛温度 (℃) 740736蒸汽出口温度 (℃) 480480烟道气温度 (℃) 196197从上表可以看出, 改造后废气量的增加没有影响到过热炉其他安全参数大的变化, 说明改造是可行的和成功的。改造后废气量的增加极大地降低了天然气的消耗, 经济效益明显。而且通过废气枪的改造, 同时也相应的降低了炉膛总的燃烧气量, 对炉膛的长周期安全运行提供了保障。5遗留问题及打算5.1空气过剩系数偏大的问题由于A-BA701是微负压炉, 炉膛内的氧含量分析仪坏了之后, 其备件一直没有解决, 炉膛内空气量一直过剩。期望通过技术手段改造氧分析仪, 使其投用后能够及时通过氧含量调整炉膛风量, 改善燃烧环境, 提升炉膛热效率。5.2废气量没有利用完全由于受天然气烧嘴最小流量的限制, 不能将天然气减至最低, 废气投用量太大会造成炉膛温度超标, 因此废气没有利用完全。期望通过技术手段降低天然气使用量, 来增大废气的投用量, 争取将废气利用完全。参考文献:[1]兰州石化合成氨装置操作规程2009版.[2]李仰泉, 李俊成.蒸汽过热炉爆管原因及改造.2006年10月第五期.[3]李伟, 谢文发.降低天然气消耗实践[J].河北冶金, 2013 (05) .作者简介:张旭燕 (1983-) , 女, 甘肃甘谷人, 副主任、讲师, 研究方向:机械电子工程。 (上接第308页)
参考文献
[1]兰州石化合成氨装置操作规程2009版.
[2]李仰泉, 李俊成.蒸汽过热炉爆管原因及改造.2006年10月第五期.
过热蒸汽 篇7
随着工业技术快速发展, 对工业生产的智能化、分布式控制、集中式管理以及可靠性等要求不断的提高, DSC系统得到了广泛的应用, 尤其是电力、石化、石油等行业。DCS系统是集散型控制系统, 也称分布式控制系统, 它主要以4C技术为基础, 即计算机-Computer、控制-Control、通信-Communication、CRT显示技术。它将现场控制站、控制中心的操作员站及工程师站等通过网络连接起来, 实现对现场设备的分散控制和集中操作管理。该系统优化了能源利用, 提高了自动化程度及安全性与可靠性, 提高劳动生产效率。因此, 宁夏某4×300MW电厂对#4机组锅炉控制系统进行升级改造时采用了该系统, 选用北京和利时MACS控制系统。
发电厂主要有三大系统, 即燃烧系统、汽水循环系统和电气系统[1]。在汽水循环系统中, 过热器是将饱和蒸汽加热成具有一定温度的过热蒸汽, 来提高蒸汽的焓值, 以提高电厂热力循环效率。过热蒸汽温度是整个汽水循环系统中工质的最高温度, 若温度过高, 容易烧坏过热器, 也会引起汽轮机高压部分过热;而温度过低, 则会影响全厂热效率 (一般温度降低5℃~10℃, 热效率降低约1%[2]) , 引起汽轮机末级蒸汽湿度增加, 甚至带水, 严重影响汽轮机安全运行。因此, 在锅炉运行中, 必须严格控制过热蒸汽温度在给定值 (该机组温度540℃) 附近, 一般要求温度的偏差不超过±5℃~±10℃, 因此, 对过热蒸汽温度的控制是非常重要的。
1 MACS控制系统及过热器结构
1.1 MACS控制系统简介
和利时MACS控制系统是利用以太网和现场总线技术的控制网络, 将各工程师站、操作员站、现场控制站、数据服务器连接而成的综合自动化系统。系统硬件主要由监测控制层和现场控制层组成, 监测控制层由工程师站、操作员站、通讯控制站、监控网络等组成, 该层主要对相关参数进行监测, 将操作指令下传到下层及实现工程设计等功能, 现场控制层由主控单元和I/O单元等组成, 这一层将现场采集到的数据进行运算处理, 输出相应的控制指令到执行器, 并将需要的数据传递给监测控制层, 接收上层来的指令。系统基本组成结构如图1所示, 各单元均采用冗余配置。
应用系统的开发需要通过工程师站组态软件产生, 该电厂选用和利时最新的开发应用平台MACS V6.5.1, 工程师组态软件包括组态管理、其他组件和工具三部分, 组态管理是工程师站的主要工具, 由工程总控、图形编辑器和Auto Think三个软件组成, 工程总控用来部署和管理整个系统, 它集成了工程管理、数据库编辑、用户组态、报表和节点组态、编译下装等功能, 工程管理器是面对域的, 即一个工程对应着一个域。图形编辑器生成在线操作的流程图和界面模板。Auto Think是控制器算法组态软件, 它集成控制器算法的编辑、管理、仿真、在线调试以及硬件配置等功能, 该软件代替了集成的第三方软件[5], 极大提高了系统软件间的配合性和稳定性。整个工程建立的流程如图2所示。4#机组共设立1个工程师站, 8个操作员站, 组建了31个现场控制站, 共有18636个点。
1.2 过热器结构
锅炉的过热器一般采用低温、屛式和高温过热器, 或对这三种过热器进行交替串联布置的结构[6], 该300MW机组采用组合式过热器, 即低温、屛式和高温过热器依次排布, 屛式和高温过热器均为A、B两侧对称分布, 屛式过热器位于炉膛顶部, 以辐射热为主, 高温过热器位于炉膛出口水平烟道, 以对流换热为主, 随锅炉负荷增加时出口蒸汽温度上升。其结构如图3所示。这种结构过热器管道变长, 主汽温度的滞后和惯性大大增加, 为了提高系统的控制品质, 因此采用分段控制[7], 即在屏式过热器和高温过热器入口分别安装一、二级喷水减温器, 通过两级喷水减温调节, 减小蒸汽温度的延迟和惯性, 防止温度的急剧变化, 确保机组安全可靠的运行。一级减温控制屛式过热器出口温度, 二级减温控制高温过热器出口温度, 即主汽温度。
2 过热蒸汽温度控制系统分析及硬件设计
2.1 控制系统分析
由工艺结构可知, 每级A、B侧都是一个独立的控制单元, 第一级减温是实现主蒸汽温度的粗略控制, 二级减温实现主蒸汽温度的精确控制。每一个单元采用的控制策略也是相同的, 在此主要以二级减温A侧进行说明。在设计控制系统时, 选择延迟和惯性都小于过热器出口温度T2的减温器出口处蒸汽温度T1作为辅助被调量, 称为导前温度信号, 来提前反应调节效果, 过热器出口温度T2作为主调量。先前的系统采用导前微分控制策略[11], 即引入减温器出口蒸汽温度的微分信号, 作为调节器的前馈, 该信号与主蒸汽温度变化趋势一致, 过热器出口温度作为调节器的反馈信号, 其控制框图如图4所示。GR (s) 为调节器传递函数, GD (s) 为微分器传递函数, KZ为执行器放大系数, KZ为喷水阀放大系数, G1 (s) 为导前区传递函数, G2 (s) 为惰性区传递函数。
实践表明, 该控制策略温度能够控制在540℃±10℃范围内, 调节的质量还有待于进一步提高。对图4进行串级分析, 得到等效的控制框图[9如图5所示, 从等效框图可知, 它相当于一个串级控制, 设微分器和调节器的传递函数分别为, , , 进行串级等效后, 主调节器传递函数为:, 副调节器等效:, 由此可知, 主副调节器均采用PI调节, 而实际的串级控制, 为了提高副回路的快速性和加强校正作用, 副回路采用P调节器或PD调节器, 主回路采用PI调节器, 所以导前微分控制系统的跟踪性和校正作用不强。
系统延迟和惯性较大且外扰频繁, 要求实现较高的调节质量, 因此选择串级控制系统, 控制目标是将温度控制在±5℃内, 串级控制系统有两个调节器, 减温器出口温度作为副回路的反馈量, 主调节器的输出为副调节器的给定值, 过热器出口温度作为主回路的反馈量, 控制框图如图6所示。副调节回路采用P或PD调节器, 相当于一个随动系统, 当减温器出口温度、喷水压力、蒸汽压力发生改变或其它扰动引起减温器出口温度波动时, 副调节器就能及时动作来调节喷水阀, 维持过热器入口温度的稳定, 当扰动发生在副回路之外, 引起过热器出口温度偏离给定值时, 主调节器输出校正信号, 通过副调节器回路去改变减温水流量, 使过热蒸汽温度恢复到给定值。
经过长时间现场试验得到相关对象的传递函数如下所示:导前区传递函数:
惰性区传递函数:
根据上述两种控制策略在MATLAB中建立仿真模型如图7所示, 图中上半部分为串级控制, 下半部分为导前微分控制。
串级控制系统中, 主调节器采用PI控制, 副调节器采用PD控制, 经过参数整定, 主调节器中, KP1=1.5, TI1=0.01, 副调节器中, KP2=1.2, TI2=2;导前微分系统中, 调节器KP=2.5, TI=0.2, 微分器TD=5, 在Simulink中仿真得响应曲线如图8所示, 其中图8 (a) 为在蒸汽流量扰动作用下的响应曲线, 图8 (b) 为在烟气流量扰动下的响应曲线。
由响应曲线可知, 串级控制系统的超调量明显小于导前微分控制, 调整时间明显比导前微分控制要快, 抗扰动性也优于导前微分控制。由此而得, 采用串级控制策略的控制品质要优于导前微分。
2.2 控制系统硬件设计
二级减温A测温度控制系统属于10号控制站, 系统整体硬件结构如图9所示, 主控DPU选用SM203 (虚线框内) , 主要完成对AO卡件的数据采集和运算并将控制量送到DO卡件, 并和上位机之间进行实时通信。SM203主要配置为:采用嵌入式32位处理器, 主频400MHz, 主、从冗余配置, 双DP通讯收发器, 系统双网冗余, 10M以太网双机数据交换, 支持Profi Bus-DP, 通过64针连接器与基笼底板相连, DP主站采用DSP与高速UART实现DP通讯, DSP与PC数据交换采用双口RAM。SM203共有三个10M以太网, 一个用于冗余双机交换数据, 其余两个互为冗余用来与服务器交换数据。
从以上分析可知, 需要测得二级A侧喷水器出口蒸汽温度 (过热器入口温度) T1和过热器出口温度T2, 这两路温度采用E分度Ⅰ级热电偶, 将-40℃~800℃温度转化为-2.25m V~61.0m V的电压信号送入AI卡件, 第一通道采集减温器出口温度T1, 第二通道采集过热器出口温度T2, AI卡件选用八路热电偶输入模块SM472, 它可对多种热电偶毫伏电压信号进行线性处理, 采用冗余双通讯收发器。每路通道将采集到的热电偶信号进行滤波等一系列处理后, 进入A/D转换器, 把模拟信号转换成数字信号, 通过现场总线Profi Bus-DP上传至主控端元 (SM203) , 其工作原理如图10所示, 接线图如图11所示。
主控制器将AI卡件送来的被测量经过运算输出相应的控制量到DO卡件, DO卡件选用SM5208CH八通道输出模块, 每个通道都是冗余配置, 接收到主控制器输出的数字信号后经过光电隔离器、D/A转换器、滤波、V-I电压电流变换器, 最后得到4m A~20m A的电流信号, 该信号通过64针欧式连接器, 将电流信号输出到现场执行器, 控制喷水调节阀开度, 其中一路通道工作原理框图如图12所示。
3 过热蒸汽温度控制软件设计
目前, 在工业过程控制中, PID算法由于原理简单、易于实现、鲁棒性好、适用范围广等优点[8], 被广泛应用, 本设计中也采用了PID控制策略, 过热器出口温度作为主调的过程值, 主调节器的输出作为副调节器的给定值, 过热器入口温度作为副调节器的过程值, 同时为了防止主调输出的大幅度波动, 因此对主调输出设定了上下线限定, 上下线是由输出指令和过热器入口温度决定的, 最终输出的控制量经手操器送到喷水执行器调节阀, 其流程SAMA图如图13所示。
主副调节器均采用MACS V集成的专用PID模块, 算法采用含有实际微分环节增量型算式计算, 表达式为[13]:
其中, , , , PT比例带, kp比例增益, ks标度变换系数, PV过程量, SP设定值, PU过程值输入的量程上限, PD过程输入值的量程下限, MU输出量程上限, MD输出量程下限。
主调节器输出的上下线是减温水调节指令经过函数f3 (x) 、f4 (x) 运算后加上过热器入口温度形成的, 其中:
x为减温水调节阀指令。图13中M/A为手操器, T为手操器手动或自动操作的切换开关, 手操器TS为跟踪开关, TM为强制手操开关, 手操器可以实现三种工作方式, 即自动方式、跟踪方式和强制手动方式。
1) 自动方式, 当TS=0且TM=0时, 手操器工作在自动方式, 主副调节器正常投入。
2) 跟踪方式, 当TS=1时, 手操器工作在跟踪方式, 它跟踪的是TP值, 它动作的条件是来自RB指令或是MFT发报警信号, 即TS=RB+MFT, 手操进入跟踪模式AV=TP=0, 快速关闭喷水调节阀。
3) 强制手动方式, 当TM=1时, 强制切手动方式, 喷水阀开度由运行人员手动调节, f2 (x) 为温度品质判断函数, f1 (x) 为主汽温度误差限副函数, 该模式提高了系统运行的安全性和可靠性, 其条件为设定值与实际值偏差过大、过热器入口温度质量坏、主蒸汽流量过小等, 判断逻辑如图14所示。
在实际控制系统中, 负荷变化、蒸汽流量等因素的扰动, 可能引起系统输出较大的偏差, 经过积分项累积后, 可能使控制量µ (k ) >µmax或µ (k ) <µmin, 超过执行机构所能决定的极限, 出现积分饱和现象, 这种现象会增加系统的调整时间和超调量, 控制品质变差, 为了防止这种情况的产生, 采用积分分离[12]的方法消除饱和效应, 即设置一个误差门限值 ε , 当偏差大于该门限值时, 积分项不起作用, 只有误差小于门限值时, 才引入积分作用, 消除静差。
本公司对4号机组改造完成后, 启机并网, 几个月来系统运行稳定, 过热蒸汽温度控制系统精度也得到了根本性的改善, 温度能控制在5 4 0 ℃ ± 5 ℃ 范围之内, 提高工质的热效应, 节约能源。图15为随机截取的A侧过热蒸汽温度运行趋势图, 从图A可知, 过热器出口温度最小值535.358℃, 最大值为542.697℃, 平均值为5 3 8 . 3 6 4 ℃, 由图B可知, 过热器出口温度最小值为538.882℃, 最大值为542.309℃, 对所有趋势图进行长时间监测发现平均温度基本都在539℃±4℃范围之内, 运行非常平稳。
4 结论