煤化工课程设计

1.1 概述

固定床煤气化技术是最先实现运用的工业化技术，在此基础上发展起来的合成氨工业为粮食增产和军工业的发展奠定了重要的基础。国之大事无非足粮足兵，粮食充足则天下大定，诸项事业皆可繁荣；兵坚器锐则国自安，外敌无隙可乘。德国作为后起的帝国主义国家，外无广大的殖民地可供掠夺并提供原料，国内资源缺乏。但是德国通过发展合成氨工业，既解决了粮食问题，又解决了军事工业发展必须的硝铵供应，遂有能力起而与日不落帝国争夺生存空间，历数年而不败，最后因石油供应短缺和美国参战而被迫投降。处理战后国际格局安排的巴黎和会，其中重要但已为人忘却的决议之一就是要求德国向全世界公开合成氨工业的技术。合成氨工业的极端重要性由此可见。巴黎和会后，全世界均以煤为原料，采用固定床煤气化技术发展合成氨工业。时期，国民最重大的工业建设之一即为南京永利宁钮厂年产6万吨合成氨装置，1937年毁于抗日战争。

上世纪四五十年代是全球煤化工发展的黄金时间时期，但随着石油的大量发现，中东廉价石油的开发，石油化工兴起，煤化工逐步退出。至上世纪六七十年代，全世界除中国和南非外煤化工时代已经完全结束，煤气化技术的发展完全停止。上世纪七十年代石油危机爆发后，煤气化技术再度受到重视，相继开发了德士古水煤浆气化、壳牌煤粉气化等技术，并建立示范工程用于联合循环发电。但是仅有美国帝斯曼公司采用德士古水煤浆气化技术建设的甲醇、醋酸装置进入商业化运行，其余项目均止于示范工程阶段。上世纪九十年代以后，国外的煤气化技术进入中国，用于合成氨甲醇的新建项目以及油头合成氨装置的技术改造。

中国由于特殊的历史条件和资源条件，上世纪五十年始大规模地采用固定床煤气化技术进行合成氨生产，用以解决国家面临的极为严重的粮食短缺问题。当时由副陈云亲自抓这项工作。以当时化工部副侯德榜发明的碳铵为产品路线，在全国每个县均建立小合成氨厂，甚至于有的县建立了数个合成氨厂。这些小合成氨厂大部分在上世纪七十年代建成，并逐步稳定运行。同时在上世纪七十年代初期，随着中国与西方关系的缓和，我国用石油换取的宝贵外汇先后引进了前十三套和后十三套合计26套的年产30万吨合成氨52万吨尿素装置，大约在七十年代末、八十年代初相继建成投产，使我国化肥产量在七十年代末、八十年代初显现爆炸性的增长。此时，杂交水稻良种的培育也已成功，并进入大规模推广阶段。这是我国在八十年代初期粮食巨幅增长、并一举解决千百年来未能解决温饱问题的重要物质基础和技术原因。

八十年代后期，我国的粮食和化肥均出现短时期的过剩。合成氨工业的发展从量的

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扩增进到质的提高阶段。大量竞争力差的小合成氨厂逐步退出生产，剩下的小合成氨厂通过不断的技术改造，其生产规模和技术水平迅速提高，同时在国家的支持下改产尿素，实现产品路线的调整，竞争力明显增强。目前我国合成氨工业竞争力最强、发展最快的企业集团，其企业核心均为原先的小合成氨厂，如湖北宜化集团、山东华鲁恒升、联盟化工、鲁西化工、心连心集团、河南骏马集团等，而采用国外石油路线或引进国外先进煤气化技术的企业，无论在发展速度，还是企业效益情况均不能与之相比。

1.2 煤炭气化的定义和气化反应 1.2.1 煤炭气化的定义

煤炭的气化是指在气化炉内，煤在高温下与气化剂反应，生成煤气的全过程。煤炭气化过程的基本条件是：气化炉，气化原料和气化剂。气化炉是煤炭气化的核心设备；气化剂为氧气或空气以及水蒸气和二氧化碳等。

1.2.2 煤炭气化的主要反应

a碳的氧化反应CO2CO2393.8kJ/mol

b碳的部分氧化反应2CO22CO231.4kJ/mol c二氧化碳的还原反应CCO22CO162.4kJ/mol d水蒸气的分解反应Ce水蒸气分解反应CH2O(g)COH2131.5kJ/mol

2H2O(g)CO22H290.0kJ/molf一氧化碳变换反应COH2O(g)CO2H241.5kJ/molg碳的加氢反应C2H2CH474.9kJ/mol

h甲烷化反应CO3H2CH4H2O206.4kJ/mol

煤炭气化的目的产品是燃料气或化工原料气，煤气的有效成分是CO.H2和CH4,因此上述反应应根据煤气用途的不同加以控制。

1.3 移动床气化 1.3.1 混合发生炉煤气

混合发生炉是移动床常压气化技术最成熟的气化方法之一，原料煤在煤气发生炉内与空气和水蒸气组成的混合气化剂发生反应，生成混合发生炉煤气。混合发生炉煤气属于低热值煤气，一般在4.6～7.5MJ/m3之间，主要用作工业燃料气，不能单独作煤气使用。

(1) 气化过程

气化炉为圆筒形，外壳由钢板制造。气化炉由炉体。炉体装置，炉蓖，气化剂入口

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和煤气出口等部分组成。

煤气发生炉内燃料层由下至上大致可分为五层。

a灰渣层：在灰渣层中，气化剂不发生化学反应，只与灰渣进行热交换，气化剂吸收灰渣的热量而升温预热，灰渣则被冷却。

b氧化层:主要进行碳的燃烧反应：CO2CO2,放出大量的热量，在氧化层末端，

气化剂中的O2被全部耗尽。

c还原层：主要进行二氧化碳的还原反应和水的分解反应：

CO2C2CO,CH2OH2CO, 反应所需要的热量主要由碳的燃烧反应放热提

供，同时，CO变换反应可以补充剖分热量。

d干馏干燥层；由还原层出来的气体（包括其中大量的N2）具有很高的温度，在上

升的过程中，将上部原料干馏，生成焦油蒸汽，热解水和其他液体，气体产物和半焦，干馏析出的挥发份与气体煤气仍有较高的温度，继续上升将原料煤干燥。

e气相空间：料层上部的气相空间也有化学反应发生，主要是CO的变换反应。CO和

H2O（g）的含量在减少，C2O和H2的含量增加，反应进行的程度影响粗煤气的组成和

煤气出口温度。

(2)气化过程的工艺条件

在混合发生炉气化过程中，主要的工艺条件是炉膛温度，水蒸汽加入量和鼓风速度，这些条件直接影响气化炉运行状况和煤气的组成。

a气化温度

气化温度即炉膛内料层温度，它是影响煤气质量、气化强和气化热效率的最重要因素。煤气中有效成份含量的多少主要取决于CO2的还原反应和水蒸气的分解反应，料层温度的升高，有利于这两个反应的进行，既可提高煤气产量又可改善煤气质量。但料层温度过高，会增加散热损失和煤气带走的显热损失，而且原料煤气中灰分将会软化、熔融而导致严重的结渣，影响气化炉的操作。因此料层温度的选定应结合原料中灰分含量的多少和灰熔点的高低而定，大致为1000℃~1200℃.另外对于反应性好的原料，可以降低气化温度，缓减煤气质量与结渣之间的矛盾。

b水蒸气加入量

混合发生炉煤气气化剂中的水蒸气加入量对煤气质量、产率和气化过程的正常进行有重要影响，水蒸气的气化过程中具有以下几个作用：

①水蒸气分解反应，可生成煤气中的有效成份（COH2）;

②水蒸气分解吸收热量，降低炉温，可防止灰分溶化结块，减少炉壁散热损失； ③水蒸气分解吸收热量，降低CO2的还原反应，降低CO/CO2比；

④未分解的水蒸气导致显热损失，降低气化热效率。随着水蒸气单位消耗量的增加，水蒸气相对分解量即水蒸气分解率和煤气热值不断降低，CO含量也随之下降，H2含量有所增加。根据水蒸气的作用，水蒸气加入量有一个最佳比例，即以气化炉内灰不

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结渣为最低限度。

空气中含水蒸气量的多少可用相应的空气饱和温度来表示。在实际生产中，水蒸气加入量是通过控制空气被水蒸气所饱和温度来调节的。一般情况下，水蒸气的耗量在0.4~0.6kg/(kg.碳)之间，饱和温度控制在50℃~65℃之间，蒸汽分解率约为60%~70%。

(3) 鼓风速度

鼓风速度决定着气化强度，鼓风速度愈大，气化强度愈强。提高鼓风速度后，可以提高受扩散控制的碳燃烧反应的速度，增强单位时间内放出的热量，给还原反应和分解反应提供了充足的热量，有利于气化反应，提高了气化强度，增加了气化炉的生产能力。但受动力区或过渡区控制的CO2还原反应和水蒸气分解反应需要一定的反应时间，因此随着鼓风速度的提高，气化剂和料层的接触时间缩短，不利于碳的充分转化，料层阻力相对增大，出炉煤气中的带出物数量也相应增多。鼓风速度过低，将降低发生炉的生产能力。所以，鼓风速度必须控制在合适的范围内，气流速度按气化炉空横截面计算，一般在0.10～0.20m/s之间。在实际生产中，煤气产量是通过控制发生炉的空气供应量来调节的，调节范围为30﹪～110﹪。

1.3.2 气化指标和影响因素

气化指标包括煤气质量，没起产率，气化强度，原料的损失，冷煤气的效率，气化热效率和各项消耗指标。影响气化指标的因素很多，主要取决于三个方面：气化原料打得理化性质，气化过程的操作条件和煤气发生炉的构造。

气化原料的理化性质是主要因素，它既能影响气化指标，同时也决定了气化过程操作条件和发生炉的构造的选择。

(1) 煤气的热值和组成

煤气热值的高低与煤气中可燃成份的含量有关。其含量的多少既取决与气化原料中的挥发分产率和组成，又取决与气化反应生成的CO和H2主要来自二氧化碳的还原反应和水蒸气的分解反应。适当减少原料粒度以增加反应表面积；控制适当低的饱和温度，维持较高的料层温度；增加料层厚度以延长反应时间有利于气化反应的充分进行，提高煤气的质量，并且气固之间有充分的热量交换，使煤气出口温度降低，气化热效率提高。

气化原料的反应活性与结渣对CO和H2的含量也有影响。在炉温情况

下，反应性好的原料有利于气化反应；结渣性弱的原料可以适当提高炉温，同样有利于气化反应的进行，从而可以提高煤气中有效成分。

a煤气产率

煤气产率是指气化单位质量的原料所得到煤气的体积数（在标准状态下）。煤气产率决定于原料煤中的水分，灰分，挥发分和固定碳的含量，也与气化方法的转化率有关。

对于同一类型的原料而言，原料中的惰性物（水分和灰分）越低时，煤气产率决定于原料煤中的水分，灰分，挥发分和固定碳的含量，也与气化方法的转化率有关。

煤气产率与原料可燃组分中挥发分的含量有关。挥发分含量越高，煤气产率就越低。

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因为在气化过程中，原料中挥发分在干馏裂解或甲烷的数量很少，相当部分转变成了焦油，转变成煤气部分相当减少。

(2) 原料的损失

气化过程中原料的损失包括随离开气化炉的煤气带出损 失和灰渣残碳出损失。 当气化原料中小颗粒含量增多时，气流速度加大，则煤气带出物的数量增多。所以，原料机械强度愈低，热稳定性愈差，在气化过程中会产生愈多的小颗粒和粉末，造成大量的带出损失。

排出损失是由于熔融的灰分将末反应的煤包裹不能继续与气化剂接触成为碳核，随灰渣一起排出炉外所造成的。它与原料灰分含量，灰分性质，操作条件及发生炉结构有关。原料灰熔点低，灰分含量高，气化过程中水蒸气用量大以及操作过程中料层移动过快都将导致排除损失增加。

(3) 气化效率和气化热效率

气化效率是指生成物的发热量与所使用原料热量之比，只利用冷煤气的潜热时称冷煤气效率，同时利用热煤气显热时，称热煤气效率。

当不包括焦油时：气式中 气——气化效率，％

QgQgQcoalV100％ （1-1）

——生成煤气的热值，kJ/mol

——原料煤气热量，kJ/kg

V ——煤气产率，m3/kg；

Qcoal当包括焦油时： 气QgVQtarQcoal100％ （1-2）

式中Qtar——单位原料气化生成焦油的热量，kJ/kg

气化热效率是指生成物的发热量与收热量之和占所供给总热量的百分率。表示所有直接加入到气化过程中热量的利用程度。

当不回收废热时，气化热效率低于气化效率。在实际生产中，由于存在各种热损失，实际气化效率只有70％-80％.

气化过程的热损失主要包括热产物带走的热量和发生炉对周围环境的热损失。热产物带走的热量包括煤气的显热，未分解水蒸气的热焓以及带出物，焦油，灰渣排出物的化学热，潜热和显热等。

(4) 气化强度

气化强度是指发生炉炉体单位截面上的生产强度。气化强度可以有种 不同的表示方法：

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a以消耗的原料量表示，单位为kg/(㎡·h) b以生成的煤气量表示，单位为m3/(㎡·h) c以生产的热量表示，单位为kJ/(㎡·h)

煤气发生炉的生产能力取决与炉体的截面积和强度，气化强度与气化 方法，气化原料的特性以及煤气发生炉的构造等因素有关。

在实际生产过程中，煤种和发生炉的截面积都是固定的，只有适当提高气化强度，才能提高生产能力，同时改善煤气质量。

1.3.3 气化过程的强化途径

强化气化过程的实质就是提高炉内气化反应的速率。根据气化过程中各层的反应特点，强化气化过程的主要途径是提高气化剂中氧气的浓度，气化温度和鼓风速度。

(1) 提高气化剂中氧气的浓度，即气化剂采用富氧空气与蒸汽的混

合物或采用氧气和蒸汽的混合物。气化剂中氧气的含量，碳的氧化反应加速，料层温度随之上升，可使煤气中有效成分CO和H2的含量大大增加，从而使煤气热值也大大提高。但是为了满足氧化层冷却的要求，控制适宜的料层温度，水蒸汽消耗量的增加幅度远远高于氧浓度的增加幅度，从而导致了水蒸气的分解率降低。

(2) 提高气化温度，有利于提高各气化反应的速度，是提高煤气质

量和发生炉能力最有效的手段。可通过改变鼓风气的饱和温度来调节控制气化温度，亦可提高气化剂中氧气浓度或预热鼓风气来提高气化温度。然而气化温度的提高受原料结渣性的。实际生产中，炉内氧化层温度一般控制在1100℃～1200℃之间，根据原料的结渣特性和活性，可做适当调整。

在实际的生产中，提高鼓风速度是强化操作简便易行的方法。但是，鼓风速度的提高受以下因素的：①CO2还原反应和水蒸气分解反应进行的程度；②料层的稳定性和带出损失。

1.3.4 混合发生炉气化对煤质的要求

混合发生炉气化用煤的要求是具有较高的机械强度、热稳定性和灰熔点。对煤种要求是选用无烟煤或焦炭或挥发分适中的不粘结和弱粘结煤。可根据用户对煤气热值的要求确定，并选择与煤种匹配的煤气发生炉。对煤质的具体要求如下（GB9143）:

(1) 粒度

烟煤：13～25mm，25～50mm，50～100mm； 无烟煤：6～13mm，13～25mm，25～50mm；

原料的反应性好，粒度可适当增大。每种粒级必须单独使用，不能混用。 灰分Ad≤24﹪；

a含矸率≤2﹪；

b灰熔点ST＞1250℃；

c胶质层最大厚度Y＜12mm(无搅拌装置)，Y＜16mm（有搅拌装置)；

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d抗碎强度＞60﹪；

e热稳定性TS6＞60﹪； f全硫S＜2﹪。

t,d1.3.5 煤气发生炉

煤气发生炉主要有以下几部分组成：炉体、原料加入装置、处理料层的机械搅拌装置、炉蓖和调节气化剂送入装置。常用的煤气发生炉有3M13型和3W—G型等。 附图给出3M13型煤气发生炉的结构。这一类气化炉具有II型炉蓖，带有搅拌装置。此种炉型主要适合与气化弱粘结性的烟煤、贫煤等。 此种炉型具有以下特点：

a煤种适应性较强，即可用无烟煤和焦煤，也可用弱粘结性的烟煤，如弱粘煤、气煤、

长焰煤、贫煤等；

b采用II型炉蓖，具有较强的搅动、破碎和排渣能力，对炉温和灰熔点的要求可适

当放宽；

c采用湿法出灰，兼有冷却灰渣和水封气体的作用，操作过程中环境污染小； d搅拌棒的运动使料层保持良好的透气性，对气化反应有利。

1.4 工艺流程的确定及说明

工艺流程中主要包括煤破碎工艺、煤净化工艺、灰渣处理工艺、煤气化工艺、脱硫工艺等。

(1) 煤破碎工艺

a破碎的应用

在煤的气化及在炼焦时，时常需要将整块煤进行粉碎以满足生产的要求，而在气化中破碎则是为了将原料煤破碎至磨机给料需要的粒度。通常破碎至13mm以下反则上所有煤用细碎机都可采用，高浓度磨矿工艺希望给料粒度分布宽一些，堆积效率高一些。

b破碎机的选用机技术性能

由于破碎机常用的类型有两种：一种为锤式破碎机，另一种是反击式破碎机，由于锤式破碎机的可调力度范围是0～6000μm，而由于鹤岗煤要求粒度为14m，因此不可以选用，而对于反击式破碎机则其可调力度范围是0～20mm，因此可以选用其，对于反击式破碎机生产能力为：

Q60KN(he)ldnr （1-3） 式中Q—反击式破碎机生产量，t/h K—系数，K≈1 N—转子上板锤数目

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n—转子每分钟的转数 r—物料的松容重 由于煤的破碎能力就是其煤的生产能力即为1700kg/h. 因此Q就确定了。 表1-1反击式破碎机型号规格与技术性能 型号 规格 最大给矿粒度mm PF- 100 处理量t/h 1～10 7.5 1.35 电机功率 主机重 t 排料粒度mm 20-0 海矿 制造厂家 500400100 (2) 煤的气化工艺 a燃料的分区 ①干燥区 干燥区位于燃料层的最上面，上升的热煤气与刚入炉的燃料在这一区域相遇，燃料中的水受热蒸发，干燥区的高度与其水分含量有关，一般的其水分含量较大，该区高度较大，如果煤中水分含量较少，干燥区的高度就小。 ②干馏区 干馏区位于干燥区的下部，还原层的上部，气体在还原层释放大量的热量，进入干馏区时温度已经不太高了气化剂中的氧气，已基本耗尽，煤在这个过程历经低温干馏，煤中的挥发分发至裂解，产生甲烷、烯烃和焦油等物质，它们受热成为气态而进入干燥区，燃料本身的逐渐碳化。 干馏区生成的煤气中因为含有较多的甲烷，因而煤气的热之高，可以提高煤气的热值，但也产生硫化氢和焦油等物质。 ③气化区 气化区位于干馏区的下部，灰渣的上部，又分为还原层和氧化层，作用如下：还原层在氧化层上面，炽热的炭具有很强的夺取水蒸汽和二氧化碳中的氧而与之化合的能力，水蒸气或二氧化碳发生还原反应而生成相应的氢气和一氧化碳，还原层也因此而得名：还原反应是吸热反应，其热源来自氧化层的燃烧反应所释放出的热。反应主要是一氧化碳、氢气、二氧化碳。 还原层一般控制在3000～500mm左右，如果煤层太薄，还原反应进行不完全，煤气质量降低，煤层太厚，对气化过程有不良影响。气化层也称燃烧层或火层。是煤炭气化时重要反应区域，从灰渣中开上来的预热气化剂与煤接触发生燃烧反应，在氧化层进行，产生的热量是维持气化炉正常操作必要条件，氧化层温度越高，气化剂浓度最大，发生化学反应激烈，同时放出大量的反应热。 ④灰渣层 灰渣层中的灰渣是煤炭气化后的固体产物，煤炭堆积在炉底的气体分布板上具有两个方面作用:

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ⅰ由于灰渣结构疏松并含有许多孔隙，对气化剂在炉内的均匀分布有一定的好处。 ⅱ煤灰的温度比刚入炉的气化剂温度高，可使气化剂与热。

ⅲ灰层上面的氧化层温度很高，有了灰层的保护避免了气体分布板的直接接触，固起到保护分布板的作用。

在灰渣层对整个气化操作的正常进行作用很大，要严格控制下灰速度。

干燥区上面没有燃料的空间，成为自由空间，其主要作用是汇集煤气，并使炉内生成的还原气体和干馏区域生成的气体混合均匀，由于自由空间的自由截面积增大，使得煤气的速度大大降低，气体夹带的颗粒返回床层，减少粉尘带出量。

(3) 制气工艺

a吹分阶段 空气自煤气炉底吹入，使燃料燃烧放出的热量储存于燃料层中为制气

阶段与蒸汽的反应供应热量。

b水蒸气吹净阶段 阀门1关闭、阀门2打开，水蒸气又发生炉下部进入，将残余

吹风气经阀门4、5排至烟囱，以免吹风气混入煤气系统，此阶段时间段。

c一次上吹制气阶段 水蒸气仍由阀门2进入发生炉底部在炉内进行气化反应，此

时炉内燃料层温度较高，值得的水煤气经阀门（4、6）阀门5关闭后，进入水煤气的净化和冷却系统，然后进入气体储罐。

d下吹制气阶段 在制气阶段，如果蒸汽自下而上的通过燃料层，由于气化剂温度

比较低和气化反应大量吸热，将使气化层底部的燃料层温度降低，甚至熄火，因而气化层变薄，而燃料层上部不断地被高温煤气加热，使气化层上移，煤气炉上的温度升高，煤气带走的显热损失增加，为了避免上述现象的发生，在上吹制气阶段之后必须改变气流方向，关闭阀门2、4打开阀门3、7水蒸气由阀门进入气化炉后，由上而下经过煤层进行制气，制得得水煤气经过阀门7后由阀门6去净化冷却系统。

e二次上吹制气阶段 下吹制气以后，燃料层温度大幅度下降需要再送入空气提高

炉温，但此时，煤气化炉下不及燃料层内残留半水煤气，如果立即吹风，空气和水煤气在炉底相遇就会发生爆炸。因此在下吹制气阶段之后，蒸汽再次改变方向，自下而上通过燃料层，进行二次制气，将炉底部残留的半水煤气排净，为送入空气创造安全条件。 f空气吹净阶段 二次上吹后，煤气化炉上部空间及管道充满着半水煤气，如果随着软化吹风阶段立即放空，不仅损失了半水煤气而且水煤气排出烟囱时和空气混合遇到火星也可能引起爆炸，因此在转入吹风之前，切断阀门7，停止向炉内通入水蒸气打开阀门1，通入空气将残存在炉内和管道中半水煤气吹入水煤气净制系统进行回收。

(3) 灰渣的处理工艺

灰渣又称为灰分，而灰分则是固体燃料完全燃烧后所剩余残留物，一般要求灰分<15%,灰分过高时则对生产不利，由于灰渣中已基本没有可用的元素，业使可视为废渣，而对于废渣的处理有以下几种方法。

a废渣的再资源化

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工作的发展，必然带来固体废物的增加，采用堆存的方法也可能造成二次污染，因此废物的重新利用具有重要意义对废渣的处理首先应考虑废渣的再资源化，其主要途径是开展综合利用、回收或循环利用废物。由于灰渣的成分主要是硅、磷、硫等一些元素，因此可以通过再生方法。

此时可以选用在固定床内的焚烧法使其物质进行反应合成作用，最后将其他完全没有利用价值的废渣进行送出处理。

(4) 煤净化工艺 a煤气的除尘

煤气的除尘就是从煤气中除去固体颗粒，工业上实用的除尘设备有四大类，应用较多的是旋风除尘器，其应用特点主要是在高温、高压、高含尘浓度以及强腐蚀性环境等苛刻的场合。

b旋风除尘器的工作原理

旋风除尘器的主要捕集力为离心力，它利用含尘气流做旋风运动时所产生的对尘粒从气流中分离出来，由于除尘器的内空气一粒运动的复杂性，迄今尚无准确反映各种影响因素的分离理论，各国学者采用不同的简化假设提出多种理论。

转圈模型该理论认为尘粒进入除尘后，一面向下做螺旋运动，一面在离心效应下向器壁浮游，设颗粒在器内共转N圈，需时t，并定义n位于排气管半径r处的颗粒若能在t时间内恰好浮到器壁，就认为该颗粒可被10%的分离。

(5) 脱硫工艺

a干法脱硫、湿法脱硫

由于在制取水煤气时，含有大量的有机硫或无机硫生成，同时因为硫的作用会使催化剂中毒及使水煤气中的成分并不纯净，因此需要进行硫除作用，根据其脱硫剂的状态可以分为干法脱硫、湿法脱硫。

对于干法脱硫则是对其硫化物含量比较少，同时又接有有机硫，而对于湿法脱硫则就需要用在含硫量较大的场合，因此在脱硫工艺中时常将这两项混合在一起作用。

b脱硫工艺过程

来自旋风除尘器除去焦油，固体小杂质的水煤气，由罗茨风机加压后送入脱硫塔，进入脱硫塔和塔顶喷淋下来的脱硫液逆向接触，水煤气中的硫化氢被脱硫液吸收脱硫后的水煤气经清洗塔进一步降温至30～50℃以下，在压缩机一段进口总气水分离器，吸收了硫化氢的富液，由富液泵打入喷射器吸入的空气进行氧化还原反应而得到再生液体再进如再生槽，继续氧化再生，再生后的贫液经液位调节器流入贫液槽，再由贫液泵打入脱硫塔循环使用。

1.4.1 固定床

固定床煤气化炉的主要特点是：炉内气体流速较慢，煤粒静止，停留时间1～1.5h。操作条件为：温度在800～1000℃，压力常压4MPa，原料煤粒3～30mm，要求用煤为具

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有高活性，高灰熔点，高热稳定性。

1.4.2 常压固定床间歇气化

常压固定床气化技术是一项古老的煤气化技术，固定床间歇气化技术成熟，工艺可靠，投资较低，不需要空气制氧装置，但气化需要的无烟煤或焦炭价格较高，而筛粉堆积，资源利用率低，污染严重。固定床间歇气化技术目前在中国的合成氨及工业煤气行业仍有数千台气化炉在运转。

1.4.3 流化床

硫化床技术特点：炉内气体流速较大，煤粒悬浮于气流中做相对运动，呈沸腾状，有明显床层界限，停留时间数分钟。

1.4.4 气流床

它是一种并流气体，用气化剂粒度为100um以下的煤粉带入气化炉内，也可将煤粉先到成水煤浆，然后用泵打入气化炉内，煤料在高于其灰熔点的温度下与气化剂发生燃烧反应，灰渣以熔融形式排出气化炉。

1.4.5熔融床气化

它是将煤粉和气化剂以切线方向高于喷入一个温度较高且高度稳定的熔池内，把一部分动能传给熔渣，原池内熔融物做螺旋状的旋转运动并气化

由于此过程中进行设计的是固定床常压气化因此以第一种固定床为基础进行设计。

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第2章 生产条件的确定和说明

2.1操作条件

(1) 气化过程的工艺条件

对于既定的原料、设备和工艺流程，为了获得质量优良的煤气，和足够高的气化强度，就必须选择最佳的气化条件。

a 燃料层温度 合适的燃料层温度对煤气质量、气化强度及气化热效率至关重要。

发生炉煤气中的有效成分（COH2）的含量主要取决于碳的氧化与还原反应（C+CO2 上面的两个反应均属吸热反应。2CO)和水蒸气的分解反应CH2OgCOH2。

而在煤气发生炉操作温度下，上述反应处于动力学控制区。所以提高炉温不仅有利于提高CO和H2 的平衡浓度，而且可以提高反应速度，增加气化强度，从而使气化炉的生产能力提高。但是燃料层的温度受到燃料煤（焦）的灰熔点的。也与煤的活性和炉体热损失有关。

b 燃料层的运移速度和料层高度 在固定床气化过程中，整个床层高度是相对稳定

的。随着加料和排灰的进行，燃料以一定的速度向下移动。这个速度的选择主要依据气化炉的气化强度和燃料灰分含量。在气化强度较大或燃料灰分较高时应加快料层的移动速度，反之亦然。

燃料层分为灰层、氧化层、还原层和干馏干燥层，其作用各不相同。灰层有预热气化剂和保护炉蓖不至过热的作用，氧化、还原层是进行气化反应的部分，直接影响煤气质量。干馏干燥层则既对煤气降温又对燃料预热。各层高度大致如下：灰层100～300mm，氧化还原层约500mm，干馏干燥层300～500mm，总之，稍高的原料层高度有利于气化过程。

c 鼓风量 鼓风量适当提高，既可增大发生炉的生产能力，又有利于提高煤气的质

量。若过大则床层阻力增加，煤气出口带出物增加，不利于生产。

d饱和温度 在发生炉煤气的生产过程中，加入蒸汽是重要的操作和调节手段。蒸

汽既参加反应增加煤气中的可燃组分，过量的蒸汽又是调节床层温度的重要手段。正常操作中，水蒸气单耗在0.4～0.6kg/kg（碳）之间，饱和温度50～65℃之间，此时的蒸汽分解率约为60﹪～70﹪。发生炉的负荷变化时，饱和温度应随之改变，气化强度变高，应调高饱和温度。反之，则调低饱和温度。

(2) 操作条件

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因工艺流程、炉型、煤种而异。煤气炉的操作指标如下：

表2-1 煤气炉操作指标

炉底压力 炉出口压力 饱和温度 炉出口温度 980～3430Pa 340～780Pa 45～58℃ 450～600℃ 空气流量 灰层厚度 火层厚度 料层厚度 3500～4000m3/h 150～300mm 150～250mm 450～600mm 2.2 固定床气化时对煤质量的要求

原料煤的性质对气化过程影响很大，固定床气化对煤的选择尤为严格。

2.2.1 水分

煤中水分含随着煤的碳化度而异。无烟煤和烟煤含水多在5%以下，次烟煤和褐煤含水约10%～30%。煤中水分和挥发分含量有关，随着挥发分的降低而降低。气化用煤含水量越低越好，一般要求不超过8%。

煤中水分高会增加气化过程的热损失，降低煤气化率和气化效率，使消耗额增加。由资料认为：若灰分含量不超过10%，则允许水分含量达到35%，但必须有足够高的染料层，使原料在进入气化区得到充分预热。

2.2.2 挥发分

固定床气化制合成气时挥发分含量以不超过6%为宜因为挥发分经干馏后进入煤气,焦油和其它烃类凝结后堵塞管道，处理相当困难。而其中的甲烷等不凝性气体会增加压缩工序的功耗。

2.2.3 化学活性

化学活性是指煤与气化剂中氧、蒸汽、二氧化碳及氢的反应能力。化学活性高有利于气化过程，可以提高气体质量和增加气化能力。由于可以降低气化温度而降低氧耗，在回收吹风气时可以提高气化效率。煤的化学活性对不同的气化剂有一致的趋向，通常以二氧化碳还原系数dCO表示：

2dCO2100bCOaCO2(200bCO)

式中：aCO——还原反应前二氧化碳的浓度，%（体积分数）

2 bCO ——还原反应后一氧化碳的浓度，%（体积分数）

2.2.4 灰分及灰熔点

灰分的组成多为钙、镁、铁的碳酸盐，钾、镁等的硅铝酸盐，钙、镁、铝、钠、钾等的硅酸盐、硫酸盐及硫化物、钠盐及氧化亚铁等。气化用煤灰分越低越好，一般控制在16%以下。

煤灰的化学组分和灰熔点密切相关，一般要求灰熔点应在1250℃以上。在生产中

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常用通入过量蒸汽的方法防止灰分烧结。

2.2.5 固定碳

固定碳是气化燃料的有效成分，一般要求固定碳在60%以上。

2.2.6 硫分

煤中的硫分为有机硫、单质硫、硫化物和硫酸盐四种形态，气化时硫化成硫化氢和有机硫存在于煤气中，对设备会产出腐蚀。作为合成气硫化物会引起后工序触媒中毒，所以要求煤中硫越低越好。

2.2.7 热稳定性

热稳定性是指在高温下燃料保持原来粒度大小的性质，对气化工艺影响很大热稳定性差的煤，在气化过程中易破碎，使床层阻力增加，煤气带出物增加。热稳定性≥70%为宜。

2.2.8 机械强度

机械强度差的煤在运输和破碎中易于生成碎屑，不仅增加成本，而且不利于气化过程。要求煤的抗碎强度≥65%。

2.2.9 黏结性

煤气炉对煤的黏结性很敏感。黏结性强的煤很容易在气化炉内生成拱焦，破坏气化层中气体的分布，以至使气化过程无法进行。

2.2.10 粒度

入炉原料的粒度大小和粒度范围对气化炉的操作有很大的影响。小粒原料的表面积大，有利于气化，但床层阻力上升使生产强度下降，而大块的相反。固定床气化特别要求煤粒度均匀，否则会影响煤气炉的正常操作。

综上所述，固定床气化对原料的要求是低水、低灰、低硫，高活性、高灰熔性、热稳定性好、机械强度高、不黏结、粒度均匀适中的燃料。

2.3固定床间歇法（常压）制水煤气的方法 2.3.1 水煤气生产的特点

固定床常压气化剂水煤气，因为气化剂和水蒸气交替与碳反应，故燃料层温度随着空气的加入而逐渐开高，随着水蒸气的加入而逐渐降低，呈周期性变化，并在一定范围内波动，所以生产煤气的组成和数量也呈周期性变化这就是固定床间歇法制气的最大特点。

2.3.2 煤气炉内燃料层的分区 (1) 固定床煤气发生炉。见图 (2) 煤气炉内燃料层的分区

燃料从煤气炉顶部加入，先预热开温，并随着灰盘的转动慢慢向下移动，到气化层时温度达到最高，与不同阶段的入炉气化剂发生化学反应，直至反应趋于完全，以灰

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渣的形式排出炉外。所以，严格的说，固定床并不是燃料层的炉内不移动，而是说每时每刻随着时间推移，稳定运行的煤气炉内，燃料层均可以从上到下分为四个区域，分别是：干燥层、干馏层、气化层、灰渣层。实际生产中，煤气炉的操作往往难控制好这几个区域，炉况恶化时，各区域杂乱无章，必须开始养炉，使燃料层恢复正常分布。

2.3.3 水煤气生产的工作循环

固定床气化法制水煤气时，以上一次送入空气开始到下一次再送入空气为止，称为制气的一个循环，一个工作循环所用的时间叫做循环周期。

从安全的生产高度考虑，应避免煤气和空气在炉内相混，避免爆炸性混合气体的形成，从维持煤气炉长期稳定运行的技术角度考虑，应尽可能的稳定燃料层中气化层的温度、厚度和位置。因此，每个工作循环有以下六大阶段:

(1) 吹风阶段

用配套的鼓风机从煤气炉底吹入空气，气体自下而上通过燃料层，提高燃料层温度，炉上出口产生的吹风气放空或送入吹风气回收工段，回收其潜热和显热，然后排入大气。此阶段用时一般占循环周期的25%～30%。，目的是提高炉内温度并蓄积热量，为下一步水蒸汽与碳的气化吸热反应提供条件。

(2) 蒸汽吹净阶段

从炉底送入满足要求的水蒸气，自下而上流动，发生一定的化学反应，生成一定的水煤气放空或送入吹风回收上段，目的是将吹风阶段中的残余氮气吹净赶出系统，降低水煤气中氮气含量提高有效气体质量。

(3) 一次上吹制气阶段

从炉底送入满足工艺要求的水蒸气，自下而上流动，在灼热的燃料层总发生气化吸热反应，产生的水煤气从炉上送出，回收主气柜。燃料层下部温度降低，上部温度则因气体的流动而升高。

(4) 下吹制气阶段

在上吹制气一段时间后，低温水蒸气和反应本身的吸热，使气化层底部受到强烈的冷却，温度明显下降，而燃料层上部因煤气的通过，温度越来越高，煤气带走的显热逐步增加，考虑热量损失，要在上吹一段时间后，改变水蒸气的流动方向，自上而下通过燃料层，发生气化反应，产生的水煤气经灰渣后从炉底引出，回收主气柜。目的是制取水煤气，稳定气化层，并减少损失。

(5) 二次上吹制气阶段

在下吹制气一段时间后，炉温已降到底限，为使炉温恢复，需再次转入吹风阶段，但此时炉底是残余的下行煤气，故要用水蒸气进行置换，从炉底送入水蒸气，经燃料层后，从炉上引出回收主气柜。目的是置换炉底水煤气，避免空气与煤气在炉内相遇而发生爆炸，为吹风做准备，同时生产一定水煤气。

(6) 空气吹净阶段

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从炉底吹入空气，气体自下而上流动，将炉顶残余的水煤气和这部分吹气一并回收主气柜，此过程目的是回收炉顶残余的水煤气，并提高炉温。

2.3.4 工艺流程

(1) 吹气和制气流程

a吹气阶段。同时开启吹风阀、上行阀、发空阀，由鼓风机从煤气炉底部送入空气，

自而上经过燃料层，发生气化反应，提高燃料层温度，蓄积热量，为下一步制气做准备，吹完气后关闭相应阀门。

b蒸汽吹净阶段。同时开启总蒸汽阀，上吹蒸汽阀、上行阀、放空阀，自下而上吹入

蒸汽，发上一定的气化反应，生产水煤气置换前面吹风结束时的吹风气，气体经上行阀和放空阀后放空，吹净完毕，关闭相关阀门。

c一次上吹阶段。同时开启总蒸汽阀，上吹蒸汽阀，上行阀，煤气总阀，自下而上吹

入水蒸气，在气化层与灼热的碳反应发生充分化学反应，指出高质量的水煤气，经上行阀、煤气总阀、检修水封后，进入联合废热锅炉副产水蒸气降温，在进入洗气塔降温和除尘后，送入气柜。上吹完毕，关闭相关阀门。

d下吹阶段。同时开启总蒸汽阀，下吹蒸汽阀，下行阀，煤气总阀，自上而下送入水

蒸气。通过气化层与灼热的碳进一步发生气化反应，制取水煤气。经过下行阀，煤气总阀，检修水封，进入联合废热炉副产水蒸气并降温，再进入洗气塔降温和除尘后送入气柜，下吹完毕，关闭相关阀门。

e吹净阶段。下吹结束后，炉温降到最低，需要再次吹风来提高炉温，但此时炉底是

煤气，为避免空气和煤气相遇，混合而发生爆炸事故，必须将炉底煤气用蒸汽置换，故自下而上送入水蒸气，做二次上吹。阀门开关和上吹完全相同。

f气吹净阶段。同时开启吹风阀，上行阀，煤气总阀，由鼓风机从煤气炉底部送入空

气，自下而上经过燃料层，炉出口气体经上行阀，煤气总阀，检修水封后，进入废热锅炉，洗气塔降温除尘后，回收至气柜。吹净完毕，关闭相关阀门，转入下一个工作循环，依次程序重复进行制气。

(2) 水汽系统流程

造气过程中所用的水蒸气要求是压力要低，温度要高，用量要足。为此，许多厂家已经改用过热蒸汽代替饱和蒸汽，既减少了蒸汽入炉后升温吸收的热量，又有效的防止了入炉前的蒸汽带水问题，炉温波动小，提高了蒸汽分解率，提高了发气量，对生产非常有利。目前，生产较好的企业，在吹风气回收投运后，甲醇生产基本达到蒸汽自给自足的目的，只需设一台小的开工锅炉，以备开停车用，生产正常时，不需另开锅炉，将“两煤一电”消耗变为“一煤一电”消耗，大大降低生产成本。所以水蒸气流量不尽相同，一般厂家是外来软化水加入煤气炉夹套锅炉的汽包或联合废热锅炉饱和段的汽包，分别生产饱和蒸汽，会和后一并进入联合废热锅炉的过热段进行加热体温，形成过热蒸汽，再进入蒸汽缓冲罐，与外来的蒸汽会混合，以供煤炉使用。

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(3) 高压油流程

动力泵站是油压系统的动力源，泵站的液压油经过齿轮泵加压，通过主管道送至换向阀站的各电磁换向阀。系统高压油的压力，用泵站的溢流阀调节，其大小一般控制在4.5MPa左右，在泵站上的压力表可直接读出压力大小。

(4) 造气环水流程

造气循环水流程简述：冷水池的冷水约25℃，经冷水泵加压至0.5MPa，送至造气各洗气塔。与水煤气直接接触，逆流换热后温度升高至约40℃，热水经地沟流入热水池，停留足够长的时间进行重力沉淀，然后通过热水泵加压到0.4MPa，送入澄清池底部，进行两次折流而再次沉淀，清水从塔的上部流到低一米的冷却塔上部，在冷却塔均匀分布，自上而下流动，与冷却塔顶部引风机吸入的冷空气逆流接触，水经冷却后进入冷水池循环使用，操作中要定期向热水池投加药品，如：混凝剂，以加快沉淀速度，同时要定期从热水池中挖走池底污泥，或用压虑机压制干燥后送锅炉使用。

其固定床间歇法制水煤气工艺流程图如下：

夹套气泡冷却循环上水总管蒸汽缓冲罐自动加焦机及料仓烟囱锅炉汽包水煤气去气柜吹风气去吹风气回收软水来自总管蒸气来自吹风气回收蒸汽来自锅炉房回去循环水池空气鼓风机煤气发生炉下行集尘器干式水封余热回收器洗气塔水封旋风除尘器图2-1 固定床间歇法水煤气工艺流程

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第3章 气化炉的设计计算

3.1 物料衡算

煤气化过程的物料与热料计算又简称为气化过程计算。气化过程计算的目的是根据一些已知数据如原料煤的工业分析和元素分析数据，气化剂组成和操作条件等，通过计算来确定一些计算指标 ，产气量，气化剂消耗量，气化效率和热效率等，为评价煤气化过程提供数据和为设计选用气化工艺设备提供数据。

3.1.1 发生炉煤气化过程计算

(1) 已知直接测定和在煤气发生炉试验时所获原始数据如下。 a淮南煤的工业分析

ar5%； Ad18%； V=30.0％ b淮南煤的的元素分析 (c)daf85.53%;(H)daf5.76%; (o)daf6.82%; (N)daf1.%; (s)daf0.35% c发生炉煤气组成 (CO2)3.8%; (O2)0.2%； (CO)28.5%； (H2)11.3% (CH4)1.7%； d焦油产率4.0％（即表示煤气中几乎不带焦油，可忽略，如果煤气中带有焦油，则必须取得焦油的组分）。 e带出物产率VT为工作原料的2%。 f带出物组成： (C)T80%； AT20%. g干灰渣含碳量 (C)F12% h煤气温度500℃。 i蒸汽饱和温度58℃。 (2) 物料衡算以100kg应用基煤为计算基准 a确定工作原料组成 AarAd(100ar100)18(1005.0100)17.1% 由于燃基转变成应用基的转换系数为： K=

100(arAar)100100(517.1)10018

0.779 由此可求得按应用基计算的原料组成为： (C)ar(C)dafK85.530.77966.63% (H)ar(H)dafK5.760.7794.49% (O)ar(O)dafK6.820.7795.31% (V)ar(V)dafK1.0.7791.20% (S)ar(S)dafK0.350.7790.27％ Aar17.1% ar5..0% 合计100.00% b确定干灰渣生成率、因原料中的灰分分配在带出物和灰渣中，故 AarATVTAFVF VAarATVTFA17.10.22F10.1218.97% 式中 VF—灰渣生成率，%（占工业质量）； VT—带出物产率，%（占工业原料）； AF—灰渣中灰含量，kg/kg； AT—带出物中灰含量，kg/kg； c确定干煤气产率，按碳平衡计算， V)ar[(C)F(C)j(C)T]g(C 1222.4[(O2)(CO)(CH4)2(C2H4)] 339m3/kg煤式中：V3g—干煤气产率，m/100kg煤； (C)ar—原料煤含量，kg/100kg煤； （C)F—灰渣中含碳量；（C)F=1.2912kg/100kg煤； (C)j—焦油中含碳量，(C)j=0； (C)T—带出物中含碳量，(C)T=1.6kg/100kg煤。 (CO2)、（CO）、（CH4）、（C2H4）—每1m3煤中各成分含量，d按氨平衡确定空气消耗量 g VK(N)2Vg(N)ar/1.250.79 233m3/100kg煤式中， Vk—空气消耗量m3/100kg煤 （N)g2每1m3干煤气中氮含量，（N2)0.2；

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（3-1） （3-2） m3。 （3-3） Vg—干煤气产率， m/100kg煤；3 （N）—煤中含氮量，（N）=1.20kg/100kg煤； arare确定蒸汽的消耗量，已知蒸汽饱和温度为58℃，查的含湿量为0.175kg/m3， 故蒸汽消耗量为： W22.40.1750.479kg/100kg煤 f确定煤气中含水分，由氢平衡得： m(H2O)g(H)ar0.111(WarW2)0.09[(H2)2(CH4)2(C2H4)]Vg(H)j0.111Vg1 =0.15kg/m3干煤气 （3-4） 式中 m(H2O)g—干煤气中含水量，kg/m3 War—煤中水分含量，War=0.0449kg/kg煤； (H)ar—煤气中含氢量，(H)ar0.05kg/kg煤； W2—蒸汽消耗量，W2=0.479kg/kg煤； Vg—干煤气产率，Vg=3.39m3/kg煤； （H）（H）j—焦油中含氢量，j=0. —每1m3干煤气中各成分含量。 (H2)、（H2S）、（CH4）、（C2H4）g确定湿煤气的产率。湿煤气产率为干煤气的体积和煤气中水分体积之和。 Vg=3.73×（1+'0.8850.833）=4m3/kg煤； 式中 Vg—湿煤气产率m3/kg煤； Vg—干煤气产率，Vg=3.39m3/kg煤； m(H2O)g—干煤气中含水量。m(H2O)g'=0.15kg/m3。 0.833—蒸汽密度，kg/m3。 h确定蒸汽分解率 当气化100㎏煤时，在煤气中有0.0885×339=50.9㎏水分，其中，War=5㎏，热解水（一般考虑50﹪的氧转变为水，即0.5(O)ar）0.5×5.31×在煤气中由送风中带入的不分解蒸汽为： 50.9-（5+2.99）=42.91㎏； 故分解蒸汽为： 47.9-42.91=4.99㎏； 蒸汽分解率为： 4.9947.910.4％ 1816=2.99㎏,因此，(2) 计算煤气的质量组成：

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碳（C）=1222.4（3.8+28.5+1.7+2×0.3）×0.01×339 =62.84㎏； 氢（H）=2.0222.4（0.3+11.3+2×1.7+2×0.3）×0.01×339 =4.77㎏； 氧（O）= =88.38㎏； 氮（N）= =229.84㎏; 硫（S）=3222.428.0222.43222.4（3.8+0.2+0.5×28.5）×0.01×339 ×.2×0.01×339 ×0.01×373×0.1 =1.45㎏ (3) 其他部分物料，如气化过程中通煤孔气封用的蒸汽也应计入，对气化100㎏鹤岗煤采用约2㎏蒸汽，这部分蒸汽也应成为煤气中的水分。 综合上述，气化过程的物料平衡见下表： 表3-1 气化过程的物料平衡 项目 组成 A% 合计/% (C)/%(H)/% (O)/% (N)/% (S)/% 进 入 干原料 原料水分 空气 气化用蒸汽 通煤孔气封用蒸汽 合计 66.63 — — — — 4.49 1.44 — 5.32 0.22 5.31 3.56 69.14 42.58 1.78 1.20 — 219.82 — — 0.27 — — — — 17.1 — — — — 95.00 5.00 288.96 47.90 2.0 66.63 62.84 — 11.47 4.77 1.12 122.37 88.38 9.0 221.02 229.84 — 0.27 1.45 — 17.1 — — 438.86 387.28 10.12 干煤气 送风未分解的蒸汽 21

支 出 原料水分 分解水 通煤孔气封用蒸汽 带出物 灰渣 误差 合计 — — — 0.44 0.11 0.22 3.56 0.87 1.78 — — — — — — — — — 4.00 0.98 2.00 1.6 2.0 -0.53 65.91 — — -0.01 6.65 — — -0.60 102.99 — — 0.27 230.11 — — 0.21 1.66 0.4 11.12 — 11.52 2.00 13.13 -0.65 418.86 3.2 气化过程的热平衡计算 热平衡与物料平衡一样，以100㎏燃料为基准，按高热值进行计算。 (1) 入方 a煤的发热量Q1: Q1=28832×100=2883200 KJ 式中 28832—煤的高热值，KJ/㎏煤； b煤的物理热Q2： Q2 =1.088×20×100=2176 KJ 式中 煤的比热容=1.088KJ/（㎏煤.℃）； 煤的温度=20℃; c气化用蒸汽和拔火孔气封用蒸汽的物理热Q3： Q3=（2490+57×1.883）×42+2746×2=114580 KJ 式中 水蒸气的潜热=2490KJ/㎏； 水蒸气的比热容=1.883KJ/（㎏.℃）； 气封用表压=2746，KJ/㎏； 水蒸气的热值=4㎏/cm3; d气化用空气的物理热Q4： Q4=1.304×58×274=20723 KJ： 总进入量Q入： Q入= Q1+ Q2+ Q3+ Q4=3036093KJ (2) 出方 a干煤气发热量Q1'： Q1'=55×417=2301423 KJ 式中 干煤气的高热值=5519kg/m3; b干煤气的物理热Q'2：

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Q'2=1.374×500×417=27 KJ 式中 干煤气的平均比热容=1.374KJ/（m3℃）； 煤气中蒸汽量=0.15×417+2=.55kg; c煤气中水分的热含量Q=（2490+1.975×500）×.55=224472kJ d带出物的化学热Q'4=34045×0.8×2=472KJ '3式中 碳的高热值=34045KJ/Kg; e带出物的物理热Q=0.837×2×500=837KJ '5式中 带出物的比热容=0.837KJ/(Kg℃); f灰渣中可燃碳的化学热Q=340×2=68090KJ '6灰渣排出温度取400℃，在该温度灰渣的比热容为0.875KJ/(Kg℃) g灰渣的物理热Q=400×0.857×13.1=4493KJ h发生炉水套生产蒸汽索消耗的热量Q '7'8用直径3M21型的发生炉石，水套受热面积为32m2,水套受热产生的蒸汽全部被空气饱和后带入炉内，故发生水套产生的蒸汽量可假设与气化用的蒸汽量相一致，即： Q8'=(2490+57×1.883)×47.9=124502KJ i向四周散热的热损失Q，其按热量收支的差额计算; '9气化过程的热平衡见表： 表3-2 气化过程的热平衡 入方 原料煤发热量Q2 原料煤物理热Q2 气化和拔火孔气封 用蒸汽物理热Q3 气化用空气物理热Q4 20723 0.69 129994 3.79 2176 0.07 热量/KJ 2883200 比例/﹪ 95.46 出方 干煤气发热量'Q1 热量/KJ 2301423 比例/﹪ 72.1 干煤气发热量Q2 煤气中水分的热焓Q3 带出物化学热Q4 带出物物理热Q5 灰渣中可燃碳 化学热Q6 灰渣物理热Q7 ''''2879 7.3 '224472 6.3 472 1.79 '837 0.02 68090 4493 2.25 0.15 水套产蒸汽耗124502 4.1 23

'热Q8 合计 3036093 100.00 '散热损失Q9 201100 3036093 6 100.00 合计 1=将数据代入（3-4）式求得 1=79.82﹪ Q1Q1'100﹪ （3-4） 热效率2 2=

Q1Q2Q3Q8Q焦油Q1Q2Q3Q4''''100﹪ （3-5）

将数据代入（3-5）求得

2=96.71﹪

3.3 工业炉的传热计算

炉子传热计算是指燃料燃烧产生的烟气对管内物料传热的计算。在设计计算之前将根据经验，初步设定炉管的传热面积及炉管规格尺寸和排列，然后在进行校核计算。如不符合原先的假定，即不符合传热量的要求，则需要重新设定后在作计算，直至符合要求为止。加热炉的传热计算已有计算软件，目前较为同用的是国外引进的FRNCS计算软件。国内已有管式加热炉传热计算设定规定，规定中介绍了多中方法，本节仅介绍较适用于燃气，燃油的管式加热炉的计算方法。 辐射段传热

烟气对炉管的传热有辐射传热及对流传热，在辐射段中主要是以辐射传热，仅少量对流传热，其传热计算公式为：

QRT=5.67×10HtkH11×Ht(Ty4Tt4)akHp(TyTt) （3-6）

式中 QRT—烟气传给炉管的热量，KW;

Ty —辐射段烟气有效平均温度，K; Tt —炉管外壁平均温度，K； Ht—有效传热面积，m2； Hp—受热面外表面积，㎡；

ak —炉内烟气对炉管的对流传热系数，KW/(㎡.℃); k -炉管有效面积率，无量纲，由 H-受热面基准面，㎡。

24

sdo查图 ；

对一般辐射段，取ak＝0.01163～0.01396 KW/（㎡.℃）。对梯台炉等特殊炉型，烟气流经管束速度大于3m/s时或带预热筒的高效燃烧器时，ak要特殊考虑。

3.4 炉壁散热损失

炉壁散热量按下式计算

Q=qF （3-7） 式中 Q-单位时间炉壁散热损失量，KW/h； q－单位炉壁面积散热量，KW/㎡； F-炉壁面积，㎡。

单位面积散热q取决于外壁温度，周围环境温度，环境风速及炉壁表面黑度几个因素，其中以外壁温度影响最大。而外壁温度是根据炉内温度及衬里层热阻而定，也与炉外环境温度及风速有关。

通过炉墙的传热计算可以得到炉外壁单位面积散热量，也同时可依据炉外环境温度情况求的外壁温度以及各层里间的温度，由此决定衬里层的材料耐温等级。现已有计算程序可以通过输入炉内外温度，外壁材料黑度，所选用衬里材料的厚度，导热系数以及炉外环境气温和风速数据即可获得炉壁的散热损失，外壁温度以及个层衬里间的温度。 单位散热量q可有下式求得

q=

trttii1acetrttiia(trta) （3-8）

式中 tr－炉外大气温度，℃；

tt－炉内壁温度，℃； i－各层衬里层厚度，m；

i－各层衬里导热系数，KW/(m.℃);

a－炉外对流混合传热系数，与炉膛黑度，温度，炉外环境温度及风速等因

素有关，KW/(㎡.℃);

ta－炉壳外壁表面温度，℃。

当无炉管遮蔽时tr取炉内烟气平均温度；当排有炉管时按下式计算

Tt42(1K)Ty(2K1)Tt44 （3-9）

K按图曲线查取。

aacae

式中 ac－辐射传热系数, KW/(㎡.℃); ae－对流传热系数，KW/(㎡.℃);

25

ar5.671011(TaTe)44tate （3-10）

式中 ﹠-炉壁编码表面黑度，有材料表面粗糙及表面涂漆颜色而定。 当炉外静止无风时

4 ac＝1.163×103Kntatetate （3-11）

式中 Kn－炉壁方位修正系数，立面（垂直的炉墙） Kn=1.5 ,水平面朝上（炉顶）Kn＝2.1， 水平面朝下（炉底）Kn=1.1 当炉子在室外有风时，散热量按下式计算

q＝ace(tate)Kn (3-12) 式中 ace－有风情况下辐射－对流传热系数，按图16－22查的，KW/(㎡.℃); Kn－有风时炉墙方位修正系数，垂直面 Kn＝1 ，水平朝上Kn＝1.3，水平朝

下Kn＝0.7。

工程设计中查图16－23，可方便地查的散热损失量，但要注意单位需换算关系。

根据 qtrta11ii，得到 qiiti

即分别求的各层衬里界面间的温度（见图16－24）。

q(trt1,2)22(t1,3t2,3)33(t2,3tr)rr (3-13)

(tr1tr2)式中，1，2，3 ，r为第一，第二，第三层耐火衬里材料和炉壳板平均温度导热系数KW/(㎡.℃)；1，2，3，r为第一，第二，第三层材料和炉壳板厚度，m;t1,2为第一层与第二层界面的温度，℃；t2,3为第二层与第三层界面的温度，℃；tr1，tr2为炉壳板内，外壁的温度，℃。

26

第四章 附属设备的选型及计算

4.1 旋风分离器的选型及工艺尺寸的计算 4.1.1 旋风分离器的构造及工作原理

(1) 结构构造 旋风分离器是利用离心力分离尘粒的设备，又称旋风除尘器，也称旋

风收尘器。由于它的结构简单，造价低廉，没有活动部件，可用多种材料制造，操作条件范围宽广，分离效率较高，是化工、冶金、轻工等生产部门最常用的一种除尘设备。

标准的旋风分离器如图所示：

主体上部为圆筒形，下部为圆锥形。含尘气体从圆筒上方形切线进口进入器中，因受器壁约束，旋转向下作螺旋流动，到圆锥部分，由于旋转半径缩小而切向速度增大，并继续旋转向下流动，到圆锥底部附近，转变为上升气流，最后有上部出口管排出。颗粒在旋转的气流中，由于离心力的作用沉降到器壁，与气流分开，沿壁面落入锥底的灰斗

而被排除。

(2) 工作原理 如图所示：

含尘气体从圆筒上侧的进气管以切线方向进入，进度为12～25m/s的气流，按螺旋形路线向

27

底旋转，接近器底之后，转而向上形成“气芯”，然后从顶部气管排出。气流所夹带的尘粒在旋转过程中，逐渐趋向器壁，碰撞器壁后落下，并由锥形底部落入灰斗中。直径很小的尘粒在未到达器壁前，就可能卷入向上的“气芯”中，而被气流带走。

由实验测定可知，旋风分离器内的压力，在器壁附近最高，往中心逐渐降低，到达“气芯”处常为负压。低压气芯一直延伸到器底的出灰口。所以在操作时，出灰口必须密封好，以免空气漏入旋风分离器中，而使收集于锥形底的尘粒重新卷起。

4.1.2 旋风分离器的性能

(1) 临界粒径 是指在旋风分离器中能被完全分离下来的最小颗粒直径。它是判断分

离效率高低的重要依据。根据滞流沉降，按尘粒所需的沉降时间等于尘粒的停留时间可推得临界值经dc的计算式如下：

dc9BNeuis (4-1)

式中，ui为气体入口速度，m/s；Ne为气流在旋风分离中的有效旋转圈数。一般情况下，

Ne为

0.5～0.3，对标准式旋风分离器，可取Ne=5。

一般旋风分离器都以圆筒直径D为基本参数，其他尺寸都与D成一定比例(图常见旋风分离器的工艺尺寸及比例关系)。

(2) 分离效率 旋风分离器的总效率。不仅取决于各种尺寸范围颗粒的粒级效率，而

且还取决于气流中所含尘粒的粒度分布，如果已知气体含尘的粒度分布数据很粒级效率，则可按下式计算总效率，即

n ox (4-2)

ipii1式中 xi — 粒径在第i段范围内颗粒占全部质量分率； pi— 第i段粒径范围内的颗粒粒级效率； n — 全部粒级被划分的段数。

28

提高进口风速，缩小旋风分离器直径，加长椎体部分高度，有利于提高分离效率。

(3) 压强降 气体流经旋风分离器时，由于进气管，排气管及主体器壁所引起的阻力、

气体流动时的局部阻力和气体旋转运动所产生的动能损失等，造成气体的压强降。可把旋风分离器的压强降看作与进口气体动压成正比，即 Pui22 (4-3)

式中 为阻力系数，常用下式计算。 KhBD12 (4-4)

式中，K为比例系数，标准型切向进口，K=16；有进口叶片的进口，K=7.5，螺旋面进口，K=12.对于同一个结构型式及尺寸比例的旋风分离器，为常数，不因设备的大小而变化，例如，标准型旋风分离器，其阻力系数=8.0.

旋风分离器的压强降一般为0.5～2kPa.压强降与进口气速有关，旋风分离器的进口气速在10～25m/s范围，气速过低则离心力小，收尘效率不高，气速过大则压力降增大，消耗操作费用多而且涡流加剧，不利于分离。

(4) 生产能力 旋风分离器的生产能力，用单位时间内处理的含尘气体量VS示，可按气体进口面积乘以进口气速计算，即

(m/s)3表

VshBui (4-5)

4.1.3 旋风分离器的工艺尺寸计算

(1) 确定进口气速ui 进口气速在10～25m/s范围，取ui=12.4m/s

(2) 确定工艺尺寸 常用旋风分离器如图所示，其工艺尺寸的比例关系列于下表。

表4-1 旋风分离器工艺尺寸的比例关系

项目 B比例关系 （0.2～0.25）D 29

h (0.4～0.75) D (0.3～0.5) D (0.3～0.75) D (1.5～2.0) D (2.0～2.5) D (0.15～0.4) D 13D1 hC H1 H2 D2  ～15

a 进口面积 hB1500360012.250.034m2

取h=2B，则h=0.25m,B=0.26m

b 筒体尺寸 筒体直径D: 取B=0.25D,则D=

0.260.251.04m

筒体长主H1：取H1=1.5D=1.51.041.56m

c 锥体尺寸 锥体长度H2：取H2=2.0D=2.01.04 D2=0.25D=0.26m

2.08m

d 出口管尺寸 出口管D1：取D1=0.5D=0.51.040.52m

出口管插入深度hC：取hC=0.4D=0.41.040.416m

(3) 压力降P的计算

煤气组成 (co)3.8﹪ (co)28.5﹪ (H22)28.5﹪ (CH4)1.7﹪

)(CmHn)0.﹪ (O)0.2﹪ (H22S0.3﹪ (N2).2﹪

煤气的密度根据组成加和法可计算其密度为

11.321.71628.5280.3(0.8280.278)3.844.2280.2321003.2 30

=1.14kg/m3

KhBD2116210.520.26(0.52)282

P

701Pau281.1412.42(4) 收尘效率的计算 先按旋风分离器进口的粉尘粒级分布xi(﹪），求出粒级效率

Pi，进一步算xiPi，最后得总收尘效率。

表4-2 总收尘效率o

平均粒径 dP/m 粒级分布 xi/﹪ 累计粒级分布 xi/﹪ ,粒级收率＊Pi/﹪ xiPi/﹪ 2 4 7.5 15 25 35 45 55 ＞60 总收尘效率o 3 11 17 27 12 9.5 7.5 6.6 6.4 3 14 31 58 70 79.5 87 93.6 100 57.4 73.3 85 95.1 78.5 99.4 99.8 100 100 1.72 8.06 14.4 25.7 11.8 9.44 7.48 6.6 6.4 oxiPi91.6﹪

一台旋风分离器的处理量为

VshBut0.250.26ui0.250.2612.41.676m/s3

31

含尘气体在工况下的总流量为 Vs150036002735002731.18m/s3

所需旋风分离器的台数为 nVsVs1.181.6760.7(台）

以上计算表明：所设计的旋风分离器是一台满足处理量、压强降和分离效率，直径为1.04m的常用旋风分离器。

4.2 烟囱的原理及工艺计算 4.2.1 烟囱的工作原理

烟囱的作用在于使其根部产生足够吸力，克服焦炉加热系统阻力（包括分烟道阻力）和下降气流段热浮力，从而使炉内废气热浮力则有助于气体流动和废气排出。烟囱根部吸力靠烟囱内热废气的浮力产生，其值烟囱高度和热废气与大气的密度差决定。烟囱的工艺设计主要是根据加热系统的阻力和浮力值确定根部需要的吸力值，并根据计算烟囱高度和直径。

(1) 烟囱根部所需吸力按焦炉进风口至烟囱根部列出的工序上升与下降气流公式确定。

因进风口处相对压力为零，故可得烟囱根部所需吸力可通过以下计算确定。 因a入=0，所以

（-a根）式中加加ph（下ki)gh（上ki)g (4-6)

p——进风口至烟囱根部的总阻力；

kh（上i)g，（gi)g——从进口至烟囱根部所有上升气流段热浮力总h下和及下降气流段热浮力总和。

(2) 一定高度H的烟囱能生产的根部吸力按根部至烟囱顶的

上升气流公式确定。因a顶(a终）=0，故可得烟囱根部能产生的吸力为

（—a根）H(ki)g_烟p (4-7) 式中H(ki)g——烟囱热浮力； 烟p——烟囱根部至烟囱顶口外的总阻力。

上式说明，烟囱所需吸力与加热煤气种类有关，烟囱能产生多大的吸力与烟囱的高度，热废气密度和大气密度有关。用焦炉煤气加热时，系统阻力小，烟囱根部所需吸力也小，而且废气密度小，一定高度的烟囱浮力较大，故而能产生较大的吸力，用高炉煤

32

气加热则相反。所以设计烟囱高度时，对复热式焦炉要按高炉煤气加热计算，并考虑必要储备吸力，以保证提高生产能力的可能。当焦炉炉龄较长时，由于系统堵，漏现象比较严重，也就需要较大的吸力。生产中要避免或减轻加热系统堵塞，漏气，并防止烟道积灰和渗水。当用高炉煤气加热时，若烟囱吸力不足，可掺入少量焦炉煤气加热，以降低加热系统阻力，并增加烟囱浮力。

4.2.2烟囱的工艺计算 (1) 烟囱直径

烟囱直径的确定取决与废气通过烟囱的阻力和烟囱高度的投资费用，适当增大烟囱直径则阻力小而吸力增大，但消耗建材多，投资大。烟囱顶部直径d顶按下式计算

d顶qv1/43600v0 (4-8)

式中qv——焦炉排出的废气量，m3/h；

，m/s. v0——烟囱出口处废气的流速（标准状态）

v0与由此确定的烟囱直径和阻力，应按烟囱投资加以权衡，做出选择。流速大，

烟囱直径可减小，但其阻力大，烟囱高度将增加，减小流速则相反。一般v0取3～4m/s.

烟囱根部直径d根可根据烟囱锥度确定。 对钢筋混凝土烟囱d根=d顶20.01H 式中 0.01——烟囱锥度。

对砖砌烟囱 d根(2) 烟囱高度

1.5d顶

烟囱的高度使生产的浮力保证烟囱根部有足够的吸力z1(z1a根），并足以克服废气通过烟囱的阻力为z2(z2z3(z350Pa或z30.15z1)，即

p烟），还必须考虑必要的备用吸

(0k0f)ghz1z2z3

烟囱高度可按下式计算 hz1z2z3(ok273/Tkof273/Tf)g(4-9)

(4-10)

式中ok,of——空气和废气在0℃下的密度，kg/m3

Tk,Tf——沿烟囱高向大气和烟囱内废气的平均温度，K。

p0p高原地区大气压较低，设计烟囱高度时，还需考虑大气压的校正，据波义定律

pV=P0V0,可得pp0,vv0，阻力项pp0p0p，浮力项hh0pp0，则烟囱

计算时，z1,z2,z3中各项阻力项和浮力项分别以上述公式校正为z1,z2,z3后，则烟囱高度为

33

hz1z2z3(ok273/Tkof273/TF)gpp0 (4-11)

式中p——当地大气压力，MPa

p0——标准大气压力，取0，1013 MPa

(3) 烟囱的工艺尺寸计算

焦炉的废气量为41.28m3/h

a烟囱出口处的废气流速取v3.2m/s,则烟囱顶部内径为

d顶441.283.143.24.05（取4m)

b烟囱底部内径d底（设烟囱高度为100米）

d底d底20.01h420.011006m

c烟囱内废 气的平均流速

烟囱顶部废气通过的截面积烟囱底部废气通过的截面积

3.14443.142212,56m

260.4925.36m

2式中0.49——烟囱底部隔墙厚度，m 烟囱的平均断面积为

12.5625.36241.2818.9618.96m2

废气在烟囱中的平均流速2.18m/s

烟囱的平均直径d平418.963.144.9m

d烟囱的废气的平均温度，当烟囱壁厚为0.5m时，每一米高度烟囱废气温度的下降量

可按下式计算 taD (4-12)

式中，a——系数，取0.6 D——烟囱的平均外径，m

D12(d顶d底）20.56m

t0.660.25℃/m

烟囱出口处的废气温度为240-100×0.25=21.5℃

34

烟囱内废气的平均温度为t平2402152227.5℃

e废气通过烟囱时的摩擦阻力为p摩，摩擦因数=0.5

阻力系数K0.5p摩Kv002TtT01004.91.02

21.022.181.376(273227.5)22736.11Pa

f烟囱出口突然扩大阻力为p扩

烟囱出口处废气流速v41.280.785423.28m/s

)2（1取突然扩大阻力系数K1因为K扩F1F2F1F2,式中F2为烟囱出口外大气面积，

所以为无限大，则

20

P扩3.281.376（273215）113.23Pa

2273故烟囱本身的阻力Z26.1113.2319.34Pa

g取备用吸力Z315％Z10.1h烟囱应当产生的总吸力 i烟囱的高度

h(Z1Z2Z3284.442.66Pa

ZZ2Z3284.419.3442.66346.4Pa

346.4(1.28273273351.376273273227.5）9.8ok273Tk_of273Tf=

)g92m

取烟囱的高度为100米，此计算结果与前面的假设基本一致，上述计算所得烟囱高度是在大气压为101300Pa时，由于空气和废气的密度需做压力校正，则当大气压为P时，烟囱的高度应为

h校101300P

4.2.3烟囱强度计算

(1) 风载荷

风力的计算 Pikik2ifiq0LiDei (4-13)

e式中 Pi——烟囱全高的水平风力，N;

35

k1——体型系数，对圆柱形设备，取k1=0.7; k2i——风振系数；

fi——风压高度变化系数，按下表选取；

表4-3 风压高度变化系数

地面粗糙度类别 距地面高度Hit/m 5 10 15 20 30 40 50 60 70 80 90 100 1.17 1.38 1.52 1.63 1.80 1.92 2.03 2.21 2.20 2.27 2.34 2.40 0.80 1.00 1.14 1.25 1.42 1.56 1.67 1.77 1.86 1.95 2.02 2.09 0. 0.71 0.84 0.94 1.11 1.24 1.36 1.46 1.55 1. 1.72 1.79 A B C

Dei——烟囱迎风面的有效直径，m；

a风压的计算 计算风压时，对于高度超过10m的塔体，以10m为一段分段计算，且将风力简化为作用于整段上的均布载荷。其中任意段的风压为

qifiqo 其中qo按下表选取

表4-4 中国各地基本风压值qo

地区 qo 银川 490 长沙 343 南宁 392 重庆 294 西安 343

所以 qi2.09343716.87Pa

b风振系数的计算 风振系数k2i是考虑风载荷脉动性质和塔体的动力特性的折算

系数，当塔高H＜20m时，取k2i=1.70 当塔高H＞20m时，可按下式计算

36

k2i1(izi/fi) (4-14) 式中 ——脉动放大系数，按下表选取；

表4-5 脉动放大系数

q1T1/(Ns/m222) 10 1.47 20 1.57 40 1.69 60 1.77 80 1.83 100 1.88  i——脉动影响系数，按校表选取；

表4-6 脉动影响系数i

高度hit/m粗糙度类别 A B C 0.78 0.72 0.66 0.83 0.79 0.74 0.87 0.85 0.82 0. 0.88 0.86 0. 0. 0.88 0. 0.90 0. 10 20 40 60 80 100 2i——振行系数，按校表选取；

表4-7 振行系数2i

u 相对高度hit/H 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 0.02 0.07 0.15 0.24 0.35 0.48 0.60 0.73 0.87 1.00 0.441.77)1.343 1.0 0.8 0.6 0.02 0.06 0.12 0.21 0.32 0.44 0.57 0.71 0.86 1.00 0.01 0.05 0.11 0.19 0.29 0.41 0.55 0.69 0.85 1.00 所以k2i1(1.570.88

37

c烟囱迎风面的有效直径Dei的计算

当笼式扶梯与塔体管线布置或180°时

DeiDoi2sik3k4do2ps (4-15) 式中 Doi——各计算段外径，m;

si——各计算段的保温层厚度，m； k3——笼式扶梯当量宽度，可取k3=0.4m； k4——操作平台当量宽度，k422ho，m;

A——操作平台的投影面积，㎡，A=0.8㎡； ho——操作平台所在计算段的高度，ho=60m; do——外径，m；

Spo——管线保温层厚度，m;

所以 Dei4.920.50.4600.120.2=6.8m 经分析，与烟囱设计的外径近似相符，则设计合理。

(2) 质量载荷

因为烟囱的高度远大于烟囱根部直径与顶部直径的差值，所以近似认为的斜面长度也为100m，则烟囱可看成空心圆柱体，由此可得

Vh(R根r顶）1003.14(6242)6280m3 查阅相关资料可得，钢筋混凝土的密度2551kg/m3 所以 ，其质量载荷 mV255162801.6103t

此值相对较大，因此满足工艺要求，能够承受相当的质量载荷。

22

38

第5章 设计结果的讨论及说明

5.1 工艺条件的讨论

在用常压固定床煤气制取时，其主要采用四大工艺，分别是煤的破碎工艺、化工工艺。煤的灰渣处理工艺及煤净化工艺。在破碎工艺中根据煤的粒度要求及生产能力选择具体型号的破碎机。在生产中要时常对设备进行安检工作，以免生产能力发生变化或造成物料的浪费。而在进行气化是，由于生产要求其采用常压固定床气化。因此气化的过程中不可以出现严重操作设计问题，对于生产条件也必须十分严格，以免造成爆炸现象。

气化中灰渣虽然不能造成对大自然的污染，但是对其充分利用表现出合理利用废品原则。由于灰渣中含有大量无极产品，同时强度还好，因此在设计工艺中利用这一点，使其进行制取二免砖的加工工艺，在煤气净化旋风除尘器中，则需要根据处理能力及粉尘的最小粒度，因此要严格选用旋风除尘器，只有选择合理的才能保证生产的顺利进行。

总之，以上四大工艺及条件体现了生产的高效安全及对废品充分利用的环保理念。因此这种生产是合要求的。

5.2 气化炉的设计结果讨论

由于气化炉在设计中就已经给定，因此就不必要再对气化炉进行选择，但是还要对其中的一些设计原则进行核算，主要包括：物料衡算、热量衡算、气化炉的传热过程及燃烧室的炉膛、炉箅核算，最后还要对气化炉余热回收利用。

在物料衡算和热量衡算中都可以达到平衡，因此可以确定生产过程是合理的，是可以凭借炉型就可以得到相应燃烧煤气组成的，这也是气化炉的基本要求。气化炉的传热过程是合理的，这一点明确了系统传热过程材料的合理性，对于炉膛体积和炉箅的面积计算也都满足炉子的型号和要求。更说明一点炉子选择是合理性，合理利用资源

总之，气化炉的设计计算总过程中都满足生产要求。

5.3 附属设备的设计结果讨论

附属设备主要选用了烟囱和旋风出城器，烟囱的高度和壁厚都进行了校核，都满足生产要求，旋风除尘器的选用都满足要求，即附属设备的选择设计都满足使用条件。

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第6章 设计结果列表

6.1 生产工艺条件列表 表6-1 反击式破碎机型号规格与技术性能 型号 规格 最大给矿粒度mm PF- 100 处理量t/h 1～10 7.5 1.35 电机功率 主机重 t 排料粒度mm 20-0 海矿 制造厂家 500400100 6.2 操作条件列表

因工艺流程、炉型、煤种而异，煤气炉的操作指标如下：

表6-2 煤气炉操作指标

炉底压力 炉出口压力 饱和温度 炉出口温度 980～3430Pa 340～780Pa 45～58℃ 450～600℃ 空气流量 灰层厚度 火层厚度 料层厚度 3500～4000m3/h 150～300mm 150～250mm 450～600mm 6.3 物料衡算列表 表6-3 气化过程的物料平衡 项目 组成 A% 合计/% (C)/%(H)/% (O)/% (N)/% (S)/% 进 入 干原料 原料水分 空气 气化用蒸汽 通煤孔气封用蒸汽 合计 66.63 — — — — 4.49 1.44 — 5.32 0.22 5.31 3.56 69.14 42.58 1.78 1.20 — 219.82 — — 0.27 — — — — 17.1 — — — — 95.00 5.00 288.96 47.90 2.0 66.63 62.84 11.47 4.77 122.37 88.38 40

221.02 229.84 0.27 1.45 17.1 — 438.86 387.28

干煤气 支 出 送风未分解的蒸汽 原料水分 分解水 通煤孔气封用蒸汽 带出物 灰渣 误差 合计 — 1.12 9.0 — — — 10.12 — — — 0.44 0.11 0.22 3.56 0.87 1.78 — — — — — — — — — 4.00 0.98 2.00 1.6 2.0 -0.53 65.91 — — -0.01 6.65 — — -0.60 102.99 — — 0.27 230.11 — — 0.21 1.66 0.4 11.12 — 11.52 2.00 13.13 -0.65 418.86 6.4 热量衡算列表 表6-4 气化过程的热平衡 入方 原料煤发热量Q2 原料煤物理热Q2 气化和拔火孔气封 用蒸汽物理热Q3 气化用空气物理热Q4 20723 0.69 129994 3.79 2176 0.07 热量/KJ 2883200 比例/﹪ 95.46 出方 干煤气发热量'Q1 热量/KJ 2301423 比例/﹪ 72.1 干煤气发热量Q'2 煤气中水分的热焓Q3 带出物化学热Q4 带出物物理热Q5 灰渣中可燃碳 化学热Q6 灰渣物理热Q7 ''''2879 7.3 224472 6.3 472 1.79 '837 0.02 68090 4493 2.25 0.15 水套产蒸汽耗热Q8 '124502 4.1 合计 3036093 100.00 散热损失Q9 合计 '201100 3036093 6 100.00

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结 束 语

本次煤化工课程设计逐渐接近尾声，经过为期两周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这两年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。

在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，因为我们是以组为单位共同完成本次课程设计，我们之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们有更好的理解知识。由于我们的工作量相当大，如果一个人去完成是非常困难的，因此这次更能体现出我们是否有强烈的团队合作精神，也更加锻炼了我们组织管理的能力，这次设计完成后我感触最深的就是很好的锻炼了我组织及合理分配大家按期完成各项工作的能力，并且队员也能积极配合，所以我感到非常的欣慰。在此，我非常感谢我们组员，感谢帮助我的同学。

我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。在李秉昌老师的精心指导下最后终于做完了，有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。

在此，我要感谢我们的对我们悉心的指导，感谢老师们给我们的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，使我终身受益。

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致 谢

在本次课程设计过程中，多次来教室为我们排除疑难问题，指导我们如何正确、系统、全面的完成任务，并且帮助分析思路，开拓视角，在我遇到困难想放弃的时候给予我最大的支持和鼓励。严谨求实的治学态度，踏实坚韧的工作精神，将使我终生受益。再多华丽的言语也显苍白。在此，谨向致以诚挚的谢意和崇高的敬意。 感谢此次课程设计的各位指导老师对我工作上的关怀，在你们的帮助与陪伴下走过了这段让我记忆犹心的岁月，它给了我最好的锻炼和最快的成长。

感谢我们的每一位组员，是你们在我课题研究过程中给于我技术上的极大支持和心里上的帮助。感谢孔苗苗、高雷、马世亮同学，你们就是我们组的主力军，没有你们的辛勤付出就没有这次的硕大成果。

感谢团支部高秀秀同学， 对我们热诚、忠恳的服务，她任劳任怨，给予我们更多的帮助就是他们的快乐，流露在他们心里，所以，我更要带给她真挚的谢意。 感谢我的室友们，我们一起经历过的聚散喜悲，一起走过的每一段路，我一生都不会忘记。友情的无私为我们的大学时光重重地写下了无悔。

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参 考 文 献

[1] 贺永德.现代煤化工技术手册.北京：化学工业出版社，2003.11 [2] 郭树才.煤化工工艺学. 北京：化学工业出版社，2006.4 [3] 陈启文.煤化工工艺学.北京：化学工业出版社，2008.1 [4] 汪镇安.化工工艺设计手册.北京：化学工业出版社，2003.7 [5] 张双全.煤化学.徐州：中国矿业大学出版社，2004.6 [6] 王绍良.化工设备基础. 北京：化学工业出版社，2009.6

[7] 张子锋，张帆军.甲醇生产技术. 北京：化学工业出版社，2007.10 [8] 祁存谦，丁楠，吕树申. 北京：化学工业出版社，2009.3

[9] 蔡纪宁，张秩翔.化工设备机械基础课程设计指导书. 北京：化学工业出版社，2002.12

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