毕业设计 日产量10万Nm3气化厂设计

毕业设计 日产量10万Nm3气化厂设计 1. 总论 1.1设计依据 (1)毕业实习任务书及毕业设计大纲 (2)参照江苏恒盛化肥有限公司的工艺经验 (3)导师孟献梁讲师的指导 1.2造气工艺论证 煤炭是我国储量最丰富的能源资源，按目前的产量和已探明的储量推算，我国煤炭资源可开采近百年，估计在可预期的时间里，煤在我国的能源结构中还占据着主导地位。相反我国的石油等其它重要的一次能源明显不足，一方面，作为及其重要的能源物资和化工原料，随着国民经济的发展，石油需求日益高涨，但国 也称固定床气化，由于煤粒在气化炉中逐渐往下移而得名。移动床气化需要用块煤为原料，且煤粒尽量均匀。因为细煤粒将会随煤气由煤气炉顶带出，增加了煤的损失。 (2)流化床气化 是以小颗粒煤为气化原料，在气化炉 一种并流式气化，气体(氧和蒸汽)将煤粉(70%以上小于200目)带入高温气化炉，在1500~1900?高温下将煤进一步转化为CO、CO2、H2等气体，残渣以熔渣形式排出气化炉。 (4)熔融床气化 俗称浴床气化或熔融流态床气化，其特点是有一温度较高(1600~1700?)且高度稳定的熔池，粉煤和气化剂以切线方向高速喷入熔池内，池内熔融物保持高速旋转。此时，气液固三相密切接触，在高温条件下完成 1 反应，生成CO和H2为主要成分的煤气。 本厂采用移动床气化法，该法气化过程进行比较完全，灰渣中残炭少，气化效率高，是一种理想的气化方法。炉型选用φ2260mm的UGI水煤气炉。作为第一代气化炉与其它工艺相比，效率不是最高，但该工艺成熟，生产稳定，操作方便，机械除灰，特别是工业化经验丰富。生产的粗煤气经过除尘，脱硫等净化工艺后可直接供给甲醇合成厂。而现代较先进的气化方法，如德士古法，壳牌法，GSP法，虽然气化效率更高，优点众多，当也存在投资大，工业化经验不足等缺点，综合比较，采用移动床间歇法工艺生产水煤气。 1.3造气工艺 1.3.1工艺指标 采用间歇法工艺生产水煤气的原料要求必须具有低挥发分产率，一定的块度，较高的机械强度，好的热稳定性，难结渣和适中的反应性以及较高的灰熔点，具体指标要求如下: 固定碳(干基)?70% 水分<7% 灰分(干基)<20% 挥发分(干基)<8% 硫分(干基)?1% 热稳定性?60% 灰熔点>1250oC 机械强度(落下实验)?70% 块度25,75mm或50,100mm 本设计采用阳泉无烟煤，它的各项指标均符合上述要求。 1.3.2工艺流程 1.3.2.1基本原理 水煤气生产的主要反应是水蒸气与碳的反应: C+H2O(g) CO+H2 ?H=,131.5MJ/kmol C+2H2O(g)CO2+2H2 ?H=,90.0MJ/kmol 可见，水煤气生产关键是水蒸气的分解，而水蒸气的分解需要由外界提供热量。本设计采用间歇送风蓄热法，分为两个阶段，吹风阶段和制气阶段。吹风阶段即是将空气吹入炉中，与煤发生燃烧反应，放出大量的反应热，热量积蓄于料层内，在制气时，积蓄于料层内的热量使水蒸气进行分解反应，生成水煤气。待热量消耗至一定程度时，制气阶段结束，再次向料层吹风，如此循环，即可。 1.3.2.2流程说明 本工段以邯郸无烟煤为原料，以水蒸气为气化剂，通过固定床层间歇式气化炉制成水煤气。 本厂采用25,75mm的中块煤，原料送入吊煤斗，提升至造气厂房三层，从 2 加煤孔加入炉下吹 二次上吹 空气吹净六个阶段组成。循环往复进行，使制成的煤气持续进入系统。 每个循环六个阶段具体流向如下: (1)吹风阶段 空气由鼓风机从炉底进入炉内，生成吹风气，由炉顶排出。经过过热除尘器回收余热后进入废热锅炉，产生2.0kgf/cm2的蒸汽，而吹风气本身温度降至230oC后由烟囱排出放空。 (2)蒸汽吹净阶段 蒸汽由炉底吹入，将炉内及管道内残留吹风气由烟囱吹出。 (3)上吹阶段 蒸汽由锅炉房进入蒸汽缓冲罐，经蒸汽总管再分配到各套系统的过热除尘器，过热到180oC后由炉底进入炉内，生成的水煤气经过过热除尘器、废热锅炉除尘和废热回收后，经洗气箱降温除尘，再经洗气塔冷却至35oC左右，最后进入缓冲气柜。 (4)下吹阶段 蒸汽下吹能克服气化层的上移，减少了原料的损失并保证了炉内温度和气体组成的稳定。蒸汽由炉顶进入炉内，生成的煤气由炉底导出，经下吹集尘器除尘后，直接进入洗气箱、洗气塔，然后汇合于缓冲气柜。 (5)二次上吹 经过蒸汽下吹后，煤气炉的底部和管线充满了水煤气，此时若直接通空气则有爆炸的危险，为安全起见，下吹后还应进行一次上吹。其气体流向同一次上吹阶段。 (6)吹净阶段 空气从炉底吹入炉内，将炉内剩余煤气至上吹流向吹入水煤气系统。 制气过程的六个阶段采用微机油压控制，通过微机控制油压阀的关启来实现流 体的流向控制。 1.3.2.3循环时间的分配 合成气生产工作循环的各个阶段的时间分配随原料的性质和工艺操作的具体要求而定，采用180s的工作循环。 吹风阶段的作用是积蓄尽可能多的热量，为制气准备条件，因此要求吹风后料层应具有适当的高温，同时时间应该尽量的短，以相对增加制气阶段的时间，吹风时间一般占循环时间的24%。制气阶段一般以下吹时间稍长为好，因为这样，可使灰渣中的含碳量降低。 为了保证吹净阶段空气由煤气炉下部进入而不发生爆炸，二次上吹时间稍长 3 一些为安全，一般占循环时间的8%左右，吹净阶段为了排除炉顶空间的水煤气， 表1 循环时间的分配 1.3.2.4各阶段的操作指标 (1)吹风阶段的操作指标: 鼓风机出口风压:447×9.8Pa 煤气炉出口温度:550oC 废热锅炉温度:230oC (2)上吹阶段操作指标: 水蒸气入炉压力:2.0kgf/cm2 上行煤气出口温度:500oC 过热除尘器出口温度:300,350oC (3)下吹阶段操作指标: 水蒸气入炉压力:2.0kgf/cm2 下吹煤气出口温度:200oC 洗气箱出口温度:75oC 洗气塔出口温度:35oC 2. 工艺计算 2.1原料组成 2.1.1原料已知数据: 以上数据源自邯郸无烟煤。 由于工艺计算中采用的是煤的收到基和干燥基的数据，而不是空气干燥基数据，故应进行转换。 2.1.2目标数据 目标数据即为收到基和干燥基数据，根据《煤化学》有以下转换公式: 以X代表S，A，C，H，N，Q。 Xd=Xad ，Xar=Xad 4 ， Qgr?ad=6390kcal/kg ar (1)干燥基数据: 由以上公式和已知数据，可得: M100 Ad=17.73% ， St?d=0.47% St.d, Cd , Hd , Nd Od=100%, Ad , =100%,17.73%,0.47%,76.83%,1.97%,0.83%=2.17% (2)收到基数据: 由可得则 ar100 100%=17.01% 100%=0.45% 由ar ，可得 ad Mar=4.08%，Aar =17.01%，St.ar =0.45% Oar=100, Mar, Aar,St.ar,Car ,Har , Nar 5 =100%,4.08%,16.65%,0.44%,73.69%,1.89%,0.80%=2.08% 原料热值Qgr.ar=Qgr.ad =6317.55 kcal/kg 故目标数据可列表如下: Qgr.ar=6317.55 kcal/kg =6317.55×4.1868=25874kJ/kg 干基即代表干燥基，湿基即为收到基 2.2设计已知条件 原料煤热值Qgr.ar=6317.55 kcal/kg =25874kJ/kg (5)气化炉进出物料温度 空 气: 20?，相对湿度70%. 吹 风 气: 550? 上行煤气: 500? 下行煤气: 200? 灰 渣: 200? 蒸 汽: 下吹蒸汽为110?饱和蒸汽.; 上吹蒸汽为180?过热蒸汽。. (6)带出物为4kg干基原料 注:根据《煤气设计手册》，可查得可燃气的热值如下: 6 则吹风气和水煤气的高低位热值可计算如下: 吹风气热值:HHV=(0.0324×12778+0.0759×12600+0.0071×39775 +0.0004×25385)= 1657.8kJ/m3 LHV=(0.0324×10805+0.0759×12600+0.0071×35786 +0.0004×23417) = 1570.6kJ/m3 水煤气热值:HHV=(0.552×12778+0.3569×12600+0.0135×39775 +0.001×25385) = 12112.7.1kJ/m3 LHV=(0.552×10805+0.3569×12600+0.0135×35786 +0.001×23417) = 10967.8kJ/m3 2.3基本数据计算 以100kg原料为计算基准. (1)带出物带出的各元素量: 带出物为3kg，则其中各元素量为: C: 4×0.78.63=3.072 kg H: 4×0.0197=0.079 kg O: 4×0.0217 =0.087kg 4×0.0083=0.033 kg N: S: 4×0.0047=0.019kg A: 4×0.1773=0.709kg 总重: 4 kg (2)灰渣生成量及其中各元素量 灰分总重为100×17.01%=17.01kg 故灰渣量为 0.804=20.274 kg 灰渣中带出的各元素量: C: 20.274×0.193=3.913 kg S: 20.274×0.003=0.061kg A: 20.274×0.804=16.300 kg 共计: 20.274kg (3)气化原料损失于带出物和灰渣中各元素量: C: 3.072+3.913=6.985 kg H: 0.079 kg O: 0.087 kg 7 N: 0.033 kg S: 0.019+0.061=0.080kg A: 0.709+16.300=17.09 kg 共计: 24.273 kg (4)原料气化后进入煤气中的各元素量: C: 73.69,6.985=66.705 kg 2H: 1.89+4.8×,0.079=2.264 kg 18 16O: 2.08+4.8×,0.087=5.620 kg 18 N: 0.8,0.033=0.767 kg S: 0.45,0.08=0.37 kg 共计: 75.726 kg 2.4吹风阶段计算 2.4.1吹风阶段的物料衡算 (1)每m3吹风气中所含各元素的量: 12C: ×(0.0759+0.152+0.0071)=0.1259 kg 22.4 1H: ×(0.0324×2+0.0071×4+0.0004×2)=0.003377 kg 22.4 16O: ×(0.0759+0.152×2+0.006×2)=0.2799 kg 22.4 28N: ×0.7262=0.9081 kg 22.4 ×0.0004=0.0005714 kg 22.4 32S: (2)由碳平衡计算吹风气产量. 66.709=529.86m3 0.1259 (3)由氮平衡计算空气耗量. 529.86×0.9078-0.767 =486.31m3 280.7922.4 (4)由空气带入的水汽量. 20?干空气含饱和水汽0.01847kg/m3，在相对湿度为70%时，空气含水汽0.01847×0.7=0.01293kg/m3。 由空气带入的水汽总量为 486.31×0.01293=6.288 kg 8 (5)由氢平衡计算吹风气中水汽含量. 收入: 原料带入氢 2.264 kg 空气中水汽带入氢 2 18=0.6987 kg 共计 2.9627 kg 支出: 吹风气含氢 529.86×0.003091= 1.6378 kg 吹风气中水汽含氢(差额) 1.3249kg 共计 2.967 kg 吹风气中水汽总量 18 2=11.9241 kg 单位体积吹风气含水汽量 11.9241 529.86=0.02251 kg/m3 (6)氧平衡校验. 收入: 原料带入氧 5.620 kg 空气带入氧 486.31×32 22.4=145.893 kg 空气中水汽带入氧 16 18=5.589kg 共计 157.102 kg 支出: 吹风气含氧 529.86×0.2799=148.308 kg 吹风气中水汽含氧 16 18=10.5992 kg 共计 159.907 kg 误差 157.102 ×100%= -1.148% 可行 (7)硫平衡 收入: 原料中带入硫 0.37 kg 支出: 吹风气中含硫 529.86×0005714=0.3027 kg 误差: 0.37 ×100%= 1.816% 可行 2.4.2吹风阶段的热量衡算 收入: (1)原料发热量: Q1=100Qgr.ar= 100×25874=2587400 kJ (2)原料物理热: Q2=MCt=100×20×1.05=2100 kJ 9 C—无烟煤的比热容 (3)干空气物理热: Q3=VCt=486.31×20×1.30=12644.1 kJ C—干空气的的比热容:0.31×4.1868=1.30 (4)空气中水汽热焓: Q4=MH=6.228×2537.2=15801.70 kJ H—20度下的水气热焓: 2537.2 kJ/kg 共计 2617946 kJ 支出: (5)吹风气发热量: Q5=V×HHV(吹风气)=1657.8×529.86=878401.9 kJ (6)吹风气物理热: Q6=VCPt 则吹风气热容: Cp=(0.312×0.0324+0.323×0.0759+0.49×0.152+0.337×0.006+ 0.512×0.0071+0.406×0.0004+0.320×0.7262)×4.1868 则Q6=VCPt=517.57×550×1.446=421397.6 kJ (7)吹风气中水汽热焓 Q7=11.92×3595.6=42874.2 kJ 3595.6—下水气热焓 (8)带出物的化学热 Q8=4×30606=122424 kJ (9)带出物的物理热 Q9=4×550×1.26=2772 kJ (10)灰渣化学热 62=128977.4 kJ 1232 (11)灰渣物理热 Q11=20.274×200×0.837=3393.9kJ (12)炉壁热损失(取原料发热量的7%) Q12=25874×100×0.07=18118kJ 共计 1658935 kJ 10 故积聚在料层中的热量: QA=2617946,1658935=959011 kJ 吹风效率: QA959011×100%=×100%=36.63% 2617946Q1 2.5制气阶段计算 2.5.1制气阶段的物料衡算 (1)单位体积水煤气所含元素量(m3) 12 C: ,0.3569+0.0726+0.0136)=0.2373 kg 22.41 H: ,0.552×2+0.0136×4+0.0009×2)=0.05179 kg 22.416 O: ,0.3569+0.0726×2+0.004×2)=0.3643 kg 22.4 N: 32 S: ×0.0009=0.00129 kg 22.4 (2)由碳平衡计算水煤气产量 66.705 =281.10 m3 0.2373 (3)由氢平衡计算水蒸气耗量及上、下行煤气产量 设:上行煤气中含水汽0.26kg/m3，下行煤气中含水汽0.50kg/m3，上行煤气 11 产量为Xm3，下行煤气产量为(281.10,X)m3。上、下吹蒸汽用量相等，均 为W kg，上、下行煤气组成相同。 上吹阶段的氢平衡 X收入: 原料带入氢 = 0.00854X kg 281.1 12蒸汽带入氢 W= W kg 918 W)kg 9 05179X kg 支出: 上行煤气含氢 0. 2煤气中水汽含氢 X=0.02889X kg 18共计 (0.00854X+ 共计 0.08068X kg W 氢平衡: 0.00854X+=0.08068X 9 W =0.07214X 9 下吹阶段的氢平衡 X收入: 原料带入氢 2.264×(1,)=2.264,0.00854X kg 281.1 12水蒸气带入氢 W=W kg 918 W)kg 9 支出: 下行煤气含氢 (281.1,X)×0.05179=14.558,0.05179X kg 2煤气中水汽含氢 ×(281.1,X)=15.617,0.05556X kg 18共计 (2.264,0.00854X+ 共计 (30.175,0.10735X)kg W 氢平衡 2.264,0.00854X+=30.175,0.10735X 9 W =27.911,0.09881X 9 由上吹阶段和下吹阶段的氢平衡方程解得: X=163.27 m3 W=106.00 kg 由此得到: 上行煤气产量为: 163.27 m3。 下行煤气产量为:281.1,163.27=117.83 m3。 12 上行煤气占总产量比例为:163.27×100%=58.08%。 281.1 下行煤气占总产量比例为: 1,58.08%=41.92%。 上行煤气中水汽量为: 0.26×163.27=42.45 kg。 下行煤气中水汽量为: 0.50×117.83=58.915 kg。 煤气中含水汽总量为: 42.45+58.915=101.365 kg。 上吹蒸汽耗量为: 106.00 kg。 下吹蒸汽耗量为: 106.00 kg。 总蒸汽耗量为: 106.×2=212 kg 106-42.45上吹蒸汽分解率为:×100%=59.95%。 106 106-58.92下吹蒸汽分解率为:×100%=44.42%。 106 212-101.365平均蒸汽分解率为:×100%=52.19%。 212 (4)氧平衡校验 收入: 原料带入氧 5.62 kg 16蒸汽带入氧 =188.44 kg 18 共计 194.06kg 支出: 煤气含氧 281.1×0.3643=102.42 kg 16煤气中水汽含氧 =90.10 kg 18 共计 192.52 kg 194.06-192.52误差 : ×100%=0.79% 194.06 (5)硫平衡 收入: 原料带入硫 0.37 kg 支出: 煤气含硫 281.1×0.00129=0.36 kg 0.37-0.36误差 : ×100%=1.99% 0.37 2.5.2制气阶段的热量衡算 收入: (1)原料发热量 Q1=100×25874=2587400 kJ (2)原料物理热 Q2=100×20×1.05=2100 kJ (3)水蒸气热焓Q3 13 上吹蒸汽 180?，i=2835.8 kJ/kg(过热) ，i=2691.28 kJ/kg(饱和) 下吹蒸汽110? Q3=106×2835.8+106×2691.28=585870.48kJ 共计 3175370kJ 支出: (4)水煤气热量 Q4=281.1×12112.7=3404880 kJ (5)干水煤气物理热Q5 ，下行煤气200?，各煤气成分的热容如下:(kcal/(m3??)) 上行煤气 500? 由加和计算得到: 200?， Cp1=0.311×0.552+0.313×0.3569+0.429×0.00726+0.420×0.013 6+0.337×0.0004+0.378×0.0009 =0.322 kcal/(m3??)=1.35 kJ/(m3??) 500? Cp2=0.312×0.552+0.321×0.3569+0.478×0.00726+0.510×0.013 6+0.371×0.0004+0.402×0.0009 =0.330 kcal/(m3??)=1.39 kJ/(m3??) Q5=163.27×500×1.39+117.83×200×1.35=144294.33 kJ (6)水煤气中水汽热焓Q6 ，i=3487.6 kJ/kg 水汽500? 200?，i=2874.7kJ/kg Q6=42.45×3487.6+58.92×2874.7=317411.6kJ (7)带出物的化学热 Q7=122424 kJ (8)带出物的物理热 Q8=4×550×1.26=2772 kJ (9)灰渣化学热 Q9=128977.4kJ (10)灰渣物理热 Q10=3393.9kJ (11)炉壁热损失(取原料发热量的7%) Q11=2587400×0.07=181118 kJ 14 共计 4183147 kJ 故需从料层中吸取的热量QB=4183840-3175370=100847 kJ 制气效率: = Q4 ×100% 3404886 ×100%=81.42% 2.6总过程计算 2.6.1原料使用分配 设100 kg原料中，制气消耗x kg，则吹风消耗(100,x)kg 1008470x=959011(100,x) x=48.74 kg 所以，100 kg原料中，48.74kg用于制气，51.26 kg消耗于吹风阶段。 2.6.2生产指标计算 每100 kg原料的生产指标: 529.86 吹风气产量 ×51.26=271.61 m3 100281.1 水煤气产量 ×48.74=137.01 m3 100486.31 空气耗量 ×51.26=249.28 m3 100212 蒸汽耗量 ×48.74=103.33 kg 100137.0×12112.7 总过程效率 ×100%=64.14% 2587400 137.01×12112.7 总过程热效率×100%=57.43% 2617946 15 2.6.3水煤气制造总过程的物料平衡 (1)碳平衡 收入: 原料中碳 73.69 kg 支出: 水 煤气中碳 137.01×0.2373=32.51 kg 吹风气中碳 271.61×0.1259=34.20 kg 带出物中碳 3.07 kg 灰渣中碳 3.91kg 共计 73.70 kg (2)氢平衡 收入: 原料中氢 2 18=2.43 kg 空气中水汽含氢 249.28×2 18=0.32 kg 蒸汽含氢 2 18=11.48 kg 共计 14.23 kg 支出: 水煤气含氢 137.01×0.05179=7.10 kg 吹风气含氢 271.61×0.003377=0.92 kg 水煤气中水汽含氢 101.3652 281.1×18=5.49 kg 吹风气中水汽含氢 240.88×2 18=0.68 kg 带出物中氢 0.079kg 共计 14.26 kg (3)氧平衡 收入: 原料中氧 16 18=5.71kg 空气中氧 249.28×32 22.4=74.78 kg 空气中水汽含氧 249.28×16 18=2.72 kg 蒸汽中氧 16 18=91.85 kg 共计 175.06 kg 支出: 水煤气中氧 137.01×0.3643=49.91 kg 吹风气中氧 271.61×0.2799=76.02 kg 16 101.36516 水煤气中水汽含氧 ×=43.92 kg 281.118 16 吹风气中水汽含氧 271.61×=5.435 kg 18 带出物中氧 0.0087 kg 共计 178.26 kg 误差: ×100%=1.08% 178.26 (4)氮平衡 收入: 原料中氮 0.8 kg 28 空气中氮 249.28×=246.13 kg 22.4 共计 246.92 kg 支出: 吹风气中氮 271.61×0.9078=246.57 kg 带出物中氮 0.033 kg 共计 246.60 kg 误差: ×100%=0.127% 246.92 (5)硫平衡 收入: 原料中硫 0.45 kg 支出: 吹风 气中硫 271.61×0.0005714=0.16 kg 水煤气中硫 137.01×0.000129=0.18 kg 带出物中硫 0.019kg 灰渣中硫 0.061 kg 共计 0.452 kg 误差: ×100%=0.44% 45 0. 17 2.6.4水煤气制造过程的热量平衡 收入:原料发热量 Q1=2587400 kJ 原料物理热 Q2=2100 kJ 干空气热焓 Q3=249.28×1.30×20=6481 kJ 空气中水汽热焓 Q4=15801.7×0.5126=8100 kJ 蒸汽热焓 Q5=58570×0.4874=285553 kJ 共计 2889634kJ 支出:水煤 气热值 Q6=3404880×0.4874=1659538 kJ 水煤气物理热 Q7=144294×0.4874 =70328 kJ 吹风气热值 Q8=878401.9×0.5126=450269 kJ 吹风气物理热 Q9=421397.6×0.5126=216008 kJ 吹风气中水汽热焓 Q10=42874.2×0.5126=21977 kJ 水煤气中水汽热焓 Q11=317411.6×0.4874=154706 kJ 带出物的化学热 Q12=122424 kJ 18 带出物的物理热 Q13=2772kJ 灰渣化学热 Q14=128977.4 kJ 灰渣物理热 Q15=3393.9 kJ 热损失(按差额计) Q16=191311 kJ 共计 3097338 kJ 3. 主要设备的计算与选型 3.1水煤气发生炉 3.1.1水煤气发生炉的选型及台数确定 水煤气发生炉的选型原则是应在满足生产条件的前提下，尽可能的使台数减 19 少，如此能减少固定投资费用 以无烟煤为气化原料,可选W-G型气化炉,采用干式排渣方式。 ,即 预设日产180万标立方米合成气厂,假定每天工作24小时 1800000=75000Nm3/h。 24 选φ3000mm水煤气炉 此炉每小时产水煤气7000--8000Nm3/h。假定需要n台水煤气炉，则 7500075000 n=， 70008000 n=9.3~10.7台 选用φ3000mm的水煤气发生炉12台，10开2备。 其技术指标如下: 炉 膛 :3m 面 积 :7.07m2 炉 膛 蒸汽水套受热面积:18m3 夹 套 蒸 汽压 力:0.5~0.8kg/cm2 口 直 径 : 1060/760mm 进 风 煤气出口直径上口:1060mm 煤气出口直径下口:760mm 水 煤 气 产 量 :6000~7500Nm3/h 燃 料 层 高 度 :3500mm 焦 炭 消 耗 量 :4000kg/h 最 大 风 压 :1800mmH20 电 动 机 功 率 :7.5kW 灰 盘 转 速 :0336,1.68r/h 外形尺寸(长×宽×高) :7235×4497×11708 总重(不包括耐火砖) :59.5t 包 括 耐 火 砖 :~50t 3.1.2水煤气发生炉指标计算 由于煤气炉是间歇生产，因而实际的煤气产量及空气、蒸汽流量是多变的，在进行缓冲气柜之前的设备计算时，不能根据平均值,必须计算出煤气炉的瞬时产气量和原料消耗量。 (1)循环时间的确定 选用φ3000mm水煤气炉，每小时产水煤气7500Nm3/h。 根据水煤气生产过程中的实际生产工艺条件的要求，必须具有短的循环时间，一般为3—4min，另吹净和二次上吹阶段以能达到排除残留气为原则，则吹净约占3—4%，为保证安全，二次上吹可稍长，约占6—9%，吹风时间既要保证经吹风后料层具有较高的温度，又使制气时间较长，按以往经验，可采用以下时间分配百分率，见下表。 20 根据物料衡算,每100kg燃料的生产指标(标态)为: 水煤气(干) 137.01 Nm3 吹风气(干) 271.61 Nm3 消耗空气(干) 249.28 Nm3 消耗蒸汽 103.33kg 7500每循环平均产气量:=375Nm3(干气) 60/3 (2)吹风空气流量计算 (3)蒸汽产量计算 上吹蒸汽流量 3753600×103.33×=8034.57 kg/h 137.014 下吹蒸汽流量 3753600×103.33×=7251.72 kg/h 137.0170.2 (4)吹风气流量计算 3753600×=61950.31 Nm3/h 137.0143.2 (5)水煤气流量计算 上行煤气计算 下行煤气计算 3600375×=8061.54 Nm3/h 70.2 说明:(1)以上流量未包括漏损量; (2)煤气流量在加煤后各个循环并不相同，以上指标是平均值。 3.2空气鼓风机 (1)选型 空气鼓风机的选型原则是空气鼓风机要能满足炉子的最大用量，且留有一定的余量。 又每台炉子生产时最大风量为39968.30 Nm3/h，管道损失取5%， 21 由风量59408.45 Nm3/h，可选9-19-D型NO.16序号为5的鼓风机，其参数则所需风量是如下: 机号:NO.16 传动方式:D 转数:1450 r/min 序号:5 全压×9.8Pa:1480 流量:50997 m3/h 所需功率:96.82 kW 电动机型号:S-138-4 电动机功率:410kW (2)空气鼓风机台数的确定 由于水煤气间歇产生，故煤气炉不需连续鼓风，因此只要将吹风机阶段错开，一台风机可满足多台水煤气炉的生产。 吹风时间为43.2+5.4×0.6=46.44s 故在一个循环中，一台鼓风机可供应180=3.8台煤气炉。在实际生产中，煤气炉3开1备，所以采用4台鼓风机，46.44 3开1备。 另外，为了降低鼓风噪音，可在鼓风机空气进口处安装消音器，消音器一台即可，装在进风管口处。 3.3夹套锅炉的计算 3.3.1夹套锅炉的作用 夹套锅炉的作用是冷却炉壁，保护炉壁，并副产蒸汽，经过热除尘器过热后被送入煤气炉发生反应。 另通过夹套锅炉物料、热量衡算可求出夹套锅炉的蒸汽产量、软水消耗量和污水排放量。 3.3.2已知条件 (1)煤气炉散失热量181118kJ，其中夹套锅炉回收50%; (2)软水进口30oC,总固体150PPm; (3)排污水总固体2000PPm; (4)锅炉产气压2.0kgf/cm2(绝)饱和蒸汽，即2.0×9.807×104=0.196MPa(绝)饱和 蒸汽。 3.3.3产气及耗水量的计算 设进口软水量为x kg，产气量为y kg，以100 kg原料为计算基准。 (1)热量平衡 进项:回收废热量181118×0.50=905594 kJ 22 软水焓 4.187×30x kJ 合计 (90559+125.61x)kJ 出项:蒸汽焓 2708.4y kJ 式中2708.4—3.5kgf/cm2 下(绝)饱和蒸汽焓，kJ/kg。 排污水焓:502(x,y) kJ 式中502—3.5kgf/cm2 (绝)沸腾水的焓，kJ/kg。 合计:502x+2154.2y 平衡:90559+125.61x=502x+2154.2y 455.39x+2206.4y=90559……………? (2)总固体平衡 150x=2000(x,y) 1850x,2000y=0………………………? (3)解方程式?、?得 x=37.43 kg y=34.63 kg 即每100kg燃料:副产蒸汽34.63kg 消耗软水37.43kg 排污水37.43-36.43=2.8kg 3.4过热除尘器的设计 3.4.1过热除尘器的作用及设计原则 从煤气炉出来的上行水煤气温度较高，500 oC，且带有大量的灰尘，必须进行脱除，过热除尘器的作用就是脱尘，并用水蒸气将水煤气降温，同时回收热量，过热水蒸气，为水煤气反应创造条件。 因煤气炉是间歇生产的，则过热除尘器应满足其最大热负荷。在吹风阶段中，过热除尘器没有饱和蒸汽通过，故吹风气显热没有在此处进行交换，而在废热锅炉中交换，产生蒸汽(2.0kgf/cm2)。在制气的下吹阶段中，由于下行煤气经过下行集尘器，不经过过热除尘器后直接进入洗气箱，且温度较低(200 oC)故此阶段亦无大的热交换。在上吹阶段中，500 oC的上行煤气经由过热除尘器，将饱和蒸汽(110oC)过热到180oC，故此阶段的热负荷最大。 则过热除尘器以上行煤气各参数进行计算。 3.4.2按上行煤气计算生产能力 3.4.2.1已知条件 1.76 Nm3/h (1)上行煤气流量:1281 (2)上吹蒸汽流量:8034.57 kg/h (3)每标准立方米干上行煤气中水汽含量: 0.26kg/Nm3=0.26×22.4/18=0.3236 Nm3/Nm3 23 湿水煤气的平均分子量 M=(2×41.71+28×26.96+44×5.49+16×1.03+34×0.06+32×0.3+18×24.45) 1=15.48 100 (5)湿上行煤气进口温度495oC(扣除5oC损失) (6)湿上行煤气出口温度350oC(假设) (7)煤气压力1.15kgf/cm2(绝)，即1.15×9.807×104=0.113MPa (8)蒸汽进口温度110oC(饱和) (9)蒸汽出口温度180oC(过热) 3.4.2.2热量平衡 进项:(1)干煤气热焓 Q1=12811.76×495×1.39=8815131.47 kJ/h (2)上行煤气中水蒸气的热 Q2=12811.76×0.26×3487.6= 11617396.49 kJ/h 3487.6 kJ/kg--500oC下水蒸气热焓 (3)饱和蒸汽带入的物理热 Q3=8034.57×2691.28=21623277.55 kJ/h 式中2691.28—110oC饱和蒸汽的热焓 共计 42055805.51 kJ/h 出项:(4) 350oC时上行煤气热值 o o3Cp=0.552×0.311+0.3571×0.317+0.0726×0.46+0.004×0.327+0.0136×0.465 oo +0.009×0.39=0.3278 kcal/(m3?C)=1.372 kJ/(m3?C) Q4=12811.76×350×1.372=6152207.15 kJ/h (5)350oC时上行煤气中水汽热 3175.3kJ/kg—350oC过热蒸汽焓 Q5=12811.76×3175.3×0.26=10577107.2 kJ/h (6)180oC过热蒸汽热 Q6=8034.57×2835.8=22784433.61 kJ/h 180oC过热蒸汽热 2835.8kJ/kg— (7)取热损失为6% 24 Q损=42055805.51×6%=2523348.33 kJ/h 共计 误差:×100%=0.44% 42055805.51 3.4.3确定炉体规格 过热器采用U型管，用直列法排列，管径采用直径为φ38×2.5无缝钢管。 煤气的平均温度是=422.5 oC 2 蒸汽平均体积 初选蒸汽流速15m/s。 管子根数 V2.9107n===226.16 即取227根 22du×0.033×1544 管间距取50mm，填充率取90%。 D=1.05tn 取1.2m 0.9 以管板直径1300mm作图，按直列法排出管子数227根，管板折边取100mm，于是炉体内壁直径为1500mm，见图示一。 2.9107V核算流速u===14.99m/s 2×0.0332×227dn44 结果与假设接近，可行。 25 图一 过热器管板管数的确定 3.4.4传热系数的计算 3.4.4.1列管总截面积及 44 水蒸汽质量流速 136001 0.205=10.89kg/m2?s 查得145oC下水蒸气的黏度为 -2 cp=1.37×10- 1.37×105=26183.2>10000 故蒸汽在管内呈湍流状态，选定条件合适。 3.4.4.2管内传热系数内的计算 (1)管内对流传热系数对流 查得180oC过热蒸汽导热系数λ1=0.0265kcal/(m?h?oC) 110oC饱和蒸汽导热系数λ2=0.0214kcal/(m?h?oC) 则管内平均导热系数: λ=0.024kcal/(m?h?oC)=0.0279w/(m?oC) 145oC过热蒸汽的比热容: Cp=0.48kcal/(kg?oC)=2.01kJ/(kg?oC) 26 -5×2.01×103 所以: 又μ=1.37×10-5Pa?s<1.0003×10-3Pa?s (1.0003×10-3Pa?s为20oC下水的黏度) 即蒸汽属低黏度流体，且蒸汽在管27 0.5 i 0.5Mi 0.50.50.50.50.50.5 2442832 .45×180.5+0.06×340.5)/100 =3.48 ii 0.5i =(41.71×0.0156×20.5+26.96×0.0325×280.5+5.49×0.0310× 440.5+0.3×0.0360×320.5+1.03×0.0214×160.5+24.45×0.0246× 180.5+0.06×0.0300×340.5)/100 =0.094 0.0943 所以μ==0.7×10-5Pa?s 3.48 (3)雷诺数Re 由于换热管采取正方形排列，所以水力半径可由下式求出: de=故Re= d02) 3.14 ×0.03824=0.0458m 3.14×0.038 11.244×0.0458 2.7×10 由于Re位于2×103,1×106之间，故可采用凯恩法求出外。 即对 0.55 13 对气体， (4)上行煤气混合导热系数 混合煤气的导热系数可按下式求解: λ= iii i i13 13 o1/31/31/31/3 28 003×0.056×321/3+0.0103×0.080×161/3+0.2445×0.072×181/3+0.0006×0.013×341/ 3 = 0.2900 i 1/3 i 161/3+0.2445×181/3+0.0006×341/3 =2.2169 所以混合煤气的导热系数λ= 0.29o =0.1308 W/(m?C) 2.2169 (4)上行煤气混合热容 =(41.71×0.312+26.96×0.318+5.49×0.471+0.3×0.330+1.03×0.480+24.45×0.374 +0.106×0.400)/100 oo =0.340kcal/(m3?C)=0.4952 kcal/(kg?C) (5)管外传热系数 -5×0.4952×4.1868×103 Pr===0.4254 Re=19073.15，de=0.0458m 0.1308o 则对=0.36×()×19073.150.55×0.42543×1.0=174.57 W/(m2?C) 0.0458 o 由于辐射传热系数辐射对流，则外对=174.57W/(m2?C) 1 由于有折流板，在折流和管束间，折流板和换热器之间，总有一定间隙，部分流体短路，所以将所求外按经验乘以一系数0.7。 o 外对=174.57× o =122.20×3.6=439.91 kJ/(m2?h?C) 3.4.4.4总传热系数的计算 o =0.8598×10-4(m2?C)/W， 查得R内 o R外=1.7197×10-4(m2?C)/W 管道污垢热阻R=R内+R外=(0.8598+1.7197)×10-4 29 o=2.5795×10-4(m2?C)/W 查表知无缝钢管导热系数λ=45.3W/(m?oC)， 管子厚度δ=0.0025m 所以K=1 内外 o=42.61W/(m2?C) 3.4.5换热面积的计算 由于换热器采用U型管，故按单壳程多管程计算，如下: (1)按逆流计算Δtm (2)求φΔt 热流体温降/冷流体温升 查天津大学版《化工原理》对数平均温度差校正系数φΔt值的图 P=冷流体温 升/两流体最初温差= 得φΔt=0.98 所以Δtm=275.80×0.98=270.28oC (3)热负荷 Q=Q入(煤气),Q出(煤气) =(8815131.47+11617396.49),(6152207.15+10577107.27) =3703213.61 kJ/h 故换热面积 3.4.6结论 考虑到煤气进口温度的波动，安全系数取1.2，则过热除尘器的换热面积为 A=1.2×74.85=89.92m2,由于管外传热系数大于管内传热系数，故传热面积应以管 内径计算。 89.92U型管平均高度 过热除尘器上部的过热器规格为: 内径:φ1500mm 换热器:φ38×2.5的U型管240根 有效高度:1.81 m 30 另外，在过热器下部有一与之配套制作的除尘器，其外径按比例取为2000mm。 3.5废热锅炉的设计 3.5.1废热锅炉的作用及设计原则 由于在吹风阶段中，并没有通蒸汽，吹风气所携带的热量没有在除尘过热器中进行交换，因此，这部分热量主要在废热锅炉中回收，此外，上行煤气经过过热器的换热后，在废热锅炉进一步换热，同时，废热锅炉副产蒸汽，送往过热器过热后进煤气炉反应。 因煤气炉是间歇生产的，废热锅炉应能满足最大热负荷的需要，各阶段以吹风时的热负荷最大，故废热锅炉以吹风气为条件进行计算。 3.5.2已知条件 (1)吹风气流量:61950.31Nm3/h(干) (2)每标准立方米干吹风气中水汽含量:0.02251kg/m3=0.028m3/m3 (4)湿吹风气的平均分子量 M=(2×3.2+28×7.5+44×15.1+16×0.7+34×0.039+32×0.5+ 1 28×72.23+18×0.5) 100 =31.84 kg/mol (5)吹风气进口温度:545oC(扣除 设新软水加入量x kg，产汽量y kg。 3.5.3.1 热量平衡 进项:(1)进口干吹风气热焓 Q1=61950.31×545×1.425=481121595 kJ/h (2)进口吹风气中水汽热焓 Q2=61950.31×0.02251×3583.9=4957753.85 kJ/h 31 3583.9—545 oC下水汽热焓 (3)软水焓 Q3=30x×4.187=125.61xkJ/h 共计 (53069913.35+125.61x)kJ/h 出项:(4)出口干吹风气焓 Q4=61950.31×1.39×230=19505514.11 kJ/h (5)蒸汽焓 Q5=2708.4ykJ/h (6)出口吹风气中水汽焓 Q6=61950.31×0.02717×2933=4050072.84 kJ/h 2933—230 oC下水汽热焓 (7)排污水焓 Q7=502(x-y)kJ/h (8)热损失(取入热的3%) Q8=(13571406.22+125.61x)×3%=401142.19+3.77x 共计 (23956729.14+505.77x+2206.4y)kJ/h 平衡:53069913.35+125.61x =23956729.14+505.77x+2206.4y 即380.16x+2206.4y =29113184.21 ? 3.5.3.2总固体平衡 150x=2000(x-y) 1850x-2000y=0 ? 由?和?式得:x=12024.80 kg/h y=11123.01 kg/h 即:软水加入量:12024.80kg/h 蒸 汽 产量:11123.01kg/h 排水量:12024.80,11123.01=901.79 kg/h 3.5.4炉体规格的确定 采用火管式，列管六角形排列，管束间留十字形排污通道。 吹风气的平均温度 2=387.5oC 吹风气平均体积流量: 273101.3 1031 3600=40.95m3/s 火管采用φ76×2.5 mm的无缝钢管，初选气体流速20m/s。 则管子根数: 32 n=V = 4 管间距取90 mm，管板填充率取90%。 故D=1.05td2u40.95=517.6 取518根 以管板直径2300 mm作图，按六角形排列法排出管子数518根，管板折边取100 mm，于是炉体内壁直径为2500 mm，如图二所示。 40.95V核算流速 结果与假设接近，可行。 图二 废热锅炉管板管数的确定 3.5.5传热系数的计算 3.5.5.1管内传热系数内的计算 (1)火管总截面积 2×0.071 2=2.05 m2 44 (2)气体质量流速 总 33 (3)吹风气混合黏度、雷诺数 吹风气的定性温度t= ==387.5oC 22 o按平方根规律计算混合吹风气的黏度: 0.5 0.5 i 0.5i =(3.2×20.5+7.5×280.5+15.1×440.5+0.5×320.5+72.23×280.5+0.7×160.5+0.03 9×340.5+0.5×180.5)/100 =5.35 ii 0.5i =(3. 2×1.5×20.5+7.5×3.16×280.5+15.1×2.94×440.5+0. 5×3.59×320.5+72.23×3.27×280.5+0.7×2.10×160.5+0.039×2.87×340.5+1.60×0.5×1 80.5)/100 =0.164 故μ= 0.164 =0.031 mPa?s=3.1×10-5Pa?s 5.32 所以Re= Gd12×0.71 则气体在管内呈湍流状态，选定条件合适。 (4)吹风气的混合导热系数 o按以下公式计算λ: i 1/3 i (3. 2×21/3+7.5×281/3+15.1×441/3+0.5×321/3+72.23× 281/3+0.7×161/3+0.039×341/3+0.5×181/3)/100 =3.035 34 (3. 2× 0.5×0.057×321/3+72.23×0.047×281/3+0.7×0.099×161/3+0.039× 0.045×341/3+3.27×0.5×181/3)/100 =0.14 0.14oλ==0.046W/(m?C) 3.035 (5)吹风气的混合平均热容 =(3.2×0.312+7.5×0.317+15.1×0.464+0.5×0.328+72.32×0.316+0.7×0.470+0.0039×0. 0.390+0.5×0.371)/100 o=0.34kcal/(m3?C) o=1.097kJ/(kg?C) (6)管内传热系数 又μ=3.1×10-5Pa?s<1.0050×10-3Pa?s (1.0050×10-3Pa?s为20oC下水的黏度) 即气体属低黏度流体，且气体在管内呈湍流状态，Re>10000，0.7<Pr<120, 流体被冷却，则n=0.3。 对 o=47.79W/(m2?C) 由于辐射传热系数辐射对流 o所以内对=47.79W/(m2?C) 3.5.5.2管外传热系数外的计算 管外为沸水，可用下式计算管外传热系数外 35 外=3q0.7p0.15 其中q—单位面积热负荷，kcal/(m2?h oC) p—压力(绝对)，atm(1atm=0.098MPa) 锅炉热负荷Q=进口吹风气焓-出口吹风气焓 =53069913.35,(19505514.11+4050072.84) =5131772.21 kJ/h 假设锅炉传热面积为 外 o=8119.93 kJ/(m2?h oC)=2255.54W/(m2?C) 3.5.5.3总传热系数的计算 管道污垢热阻 oR=R内+R外=(1.7197+3.4394)×10-4=5.1591×10-4(m2?C)/W 查表知无缝钢管导热系数λ=42.8W/(m?oC) 管子厚度δ=0.0035m K=1 内外 o=45.45W/(m2?C) 3.5.5.4换热面积的校验 (1)平均温差Δtm Δtm=( 120.2—2 kgf/cm2下饱和蒸汽的温度 (2)换热面积 换热面积A= 误差 与假设接近，可行。 换热面积的计算应先假定一个值，然后按照上面的方法进行校验，若误差较大，则重新假定，直至误差在允许范围内。本次设计进行了多次假设，由于过程复杂，故只列出了最后一次的假设过程。 3.5.6结论 36 因已考虑了最大热负荷，故不需再加安全系数，换热面积取136m2，管内给热系数远低于管外给热系数，故传热面积应以管内径计算。 780炉管高度H==6.77m(取7m) 锅炉规格为: 炉体内径:φ2400mm 炉管:φ76×2.5，518根 有效高度:7 m 3.6洗气箱的设计 3.6.1洗气箱的作用及设计原则 上行煤气和下行煤气经初步处理后来到洗气箱，此时温度分别大约是230 oC、200 oC，还应进行降温;另仍带有不少的灰尘，应当进一步除尘。洗气箱的水位必须对煤气进气管实现液封，如此即可以除尘，还可以通过洗气箱中水的蒸发降低煤气的温度，出洗气箱的煤气温度为75 oC。另洗气箱的存在可以提高煤气在洗涤塔中的洗涤效果，并在热备炉时防止气柜煤气倒流回炉与空气混合发生爆炸。 洗气箱的设计关键在于洗涤水的加入量和蒸发水的确定，即为加入的洗涤水量必须大于蒸发水量，防止洗气箱水位的不断下降，但也不可过大，过大则水位不断上升，影响正常生产。最佳状态就是加入量比蒸发量大一点，能保证正常的溢流即可。 3.6.2已知条件 上行煤气进口温度:230oC 下行煤气进口温度:200oC 出洗气箱气体温度:75oC 冷却水进口温度:30oC 冷却水出口温度:50oC 气体出口压力:1000 mmH2O 进出气管规格:φ426×8 mm 进气管液封高度:100 mm 上行煤气流量:12811. 76Nm3/h 下行煤气流量:8034.57Nm3/h 洗涤水用量:1500kg/h(设定) 3.6.3洗气箱直径的确定 式中D—洗气箱直径，m; di—进气管内径，m; do—进气管外径，m; 37 h—进气管水封高度，m; Po—洗气箱出口压力，mH2O(1mH2O=9.8kPa); ()即 44 D=1.36m(取洗气箱直径为1.4m) 3.6.4洗涤水用量的确定 由于煤气发生炉是间歇操作，则通过洗气箱的气量随制气循环中各阶段的不同而变化，为保证冷却效果，应以最大气体流量进行计算，而上吹制气阶段的气体流量最大，故用上吹制气过程的参数计算。另用下行煤气参数校验即可。 上行煤气流量12811.76 Nm3/h=571.95 kmol/h 上行煤气中水汽流量8034.57×0.26=3331.06 kg/h 取冷却水用量为1500 kg/h 3.6.4.1上行煤气参数计算洗涤水用量 (1)进洗气箱上行煤气热焓 a.干上行煤气热焓 o =0.552×0.311+0.3571×0.313+0.0726×0.437+0.0136×0.450+0. 004×0.323+0.0009×0.385 o =0.324 kcal/(m3?C) Q1=12811.76×230×0.324=203150.46 kcal/h=3996508.15 kJ/h b.干上行煤气中水汽焓 Q2=3331.06×2937.6=9785314.81 kJ/h c.冷却水焓 Q3=30×1500×4.187=50244 kJ/h 合计 13969637.96 kJ/h (2)出洗气箱上行煤气热焓 a.干上行煤气热焓 o =0.552×0.310+0.3571×0.311+0.0726×0.400+0.0136×0.383+0.004× 38 0.315+0.0009×0.373 o=0.324 kcal/(m3?C) Q1=12811.76×75×0.319×4.1868=1283343.62 kJ/h b.干上行煤气中水汽焓 Q2=(708.79+W)×2633.5=(18772346.51+2633.5W) kJ/h 式中2633.5—75oC过热蒸汽焓，kJ/kg W—冷却水中蒸发量，kg/h c.冷却水带出焓 Q3=50×(1500-W)×4.187=314010,209.35W kJ/h 合计 (10370600.13+2424.15W) kJ/h 平衡:13969637.96=10370600.13+2424.15W W=1484.69 kg/h=82.48 kmol/h 因为洗气箱是利用水的蒸发而带走热量的，蒸发的水量应该少于洗涤水的加入量，故假设洗涤水用量为1500 kg/h合理。 (3)出洗气箱上行煤气量 出洗气箱气体中水汽含量:1484.69+3331.06=4815.75 kg/h 出洗气箱上行煤气流量:12811.76+ =18804.69Nm3/h 18 3.6.4.2根据下行煤气参数校核洗涤水用量 出煤气炉下行煤气流量。 干气:8061.54 Nm3/h=359.89 kmol/h 水汽:8061.54×0.5=4030.77 kg/h=179.95 kmol/h (1)进洗气箱下行煤气热焓 a.煤气显热 .0136×0.420+0. 004×0.322+0.0009×0.378 o=0.323 kcal/(m3?C) Q1=8061.54×200×0.323×4.1868=2187133.21 kJ/h b.水汽热焓 Q2=4030.77×686.6×4.1868=11587080.71 kJ/h 式中686.6—200oC过热蒸汽热焓，kcal/kg c.冷却水焓 Q3=30×1500×4.1868=188406 kJ/h 39 合计 13962619.92 kJ/h (2)出洗气箱气体热焓 a.干气显热 Q1=12811.76×75×0.323×4.1868=1299435.71kJ/h b.水汽热焓 Q2=(4030.77+W)×2633.5=10615032.8+2633.5W kJ/h 式中2633.5—75oC过热蒸汽焓，kJ/kg W—冷却水中蒸发量，kg/h c.冷却水带出焓Q3=50×(1500-W)×4.187=(315071.75-209.35W) kJ/h 合计 (12229540.26+2424.15W) kJ/h 平衡:13962619.92=12229540.26+2424.15W 解得W=714.92 kg/h<1500 kg/h 故取洗涤水用量为1500 kg/h合理。 (3)出洗气箱下行煤气量 出洗气箱下行煤气中水汽含量:8061.54×0.5+714.92=4745.69kg/h 出洗气箱下行煤气流量: 18=13967.29Nm3/h 3.6.5结论 洗气箱规格: 直径: φ2400mm 进气管:φ720×6mm 出气管:φ720×6mm 水封高度:100mm 进水管:φ108×4mm 出洗气箱上行煤气量: 干煤气:2726.12Nm3/h 水汽: 18 =5992.93Nm3/h 总计: 12811.76+ 5992.93=18804.69Nm3/h 出洗气箱下行煤气量: 干煤气:8061.54Nm3/h 水汽: 18 =5905.75Nm3/h 总计: 8061.5+ 5905.75=13967.29Nm3/h 3.7洗气塔的设计 3.7.1洗气塔的作用及设计原则 40 从洗气箱出来的煤气温度为75 oC，仍需进一步降温，降至常温，且由于洗气箱的降温是通过冷却水的蒸发实现的，故进洗气塔的煤气已被水气饱和，则洗气塔的降温必须使水气冷凝下来，由于冷凝热比较大，故需大量的冷却水喷淋，另为满足生产要求煤气还需最后一步的除尘，则洗气塔的作用既是降温，脱水，除尘。 洗气塔的结构可以采用填料式、板式或空喷式，但由于后两种的洗涤效果和冷却效率没填料式好，又因为处理量大，则若是选用这两种塔，为达到同样的效果势必造成塔的体积庞大，这不符合设计初衷，所以选择填料塔。 洗气塔的生产负荷必须以制气各阶段中热负荷最大的为基准，制气阶段中以上吹阶段的热负荷最大，故以上吹制气为计算基准。 3.7.2已知条件 (1)冷却水温度30oC (2)进塔气体温度75oC (3)出塔气体温度35oC (4)进塔干煤气流量12811.76Nm3=517.95kmol/h (5)进塔水汽流量4815.75kg/h=214.98kmol/h 3.7.3出塔气体量的计算 出塔气体中水汽含量: 式中5.619—35oC时饱和蒸汽压力(绝对，kPa) 103.5—出塔气体压力(绝对，kPa) 进塔气中水汽冷凝量: 5992.93,744.78=5248.15Nm3/h=234.29kmol/h=4217.22 kg/h 故出塔气体总量2726.12+156.50=2882.62 Nm3/h 3.7.4洗涤水排出温度的确定 进塔气中水汽分压 式中:104.3为进塔气体压力(绝对，kPa) 查表得，在该分压下的蒸汽饱和温度为71.4oC，即进塔气露点为71.4oC， 因进塔气温度较露点高得并不多，所以绝对饱和温度应与露点相近，排水温度与绝热饱和温度之差取5oC左右，于是排水温度差为66oC。 3.7.5用热平衡求冷却水量 设冷却水量为w kg/h。 进项:a.进塔干气热焓Q1=1283343.62 kJ/h b.水汽热焓Q2=4815.75×2633.6=12682759.2 kJ/h c.洗涤水带入焓Q3=30w×4.1868=125.61w kJ/h 共计 (13966102.82+125.61w)kJ/h 41 出项:a.出塔干气焓 o =0.552×0.310+0.3571×0.311+0.0726×0.395+0.004×0.315+0.0136×0. 375+0.0009×0.365 oo =0.317 kcal/(m3?C)=1.333 kJ/(m3?C) Q1=12811.76×35×1.333=597732.66kJ/h b. 水汽热焓 Q2=33.25×18×2565.0=1535152.5kJ/h 2565.0--35 oC饱和蒸汽的热焓 c.排污水蒸汽焓 Q3=(w+4217.22)×66×4.187 =276.34w+1165339.34 kJ/h 共计 (3298224.5+276.34w)kJ/h 平衡:13966102.82+125.61w =3298224.5+276.34w 得w=70774.75kg/h=71.21 m3/h(35oC水的密度为993.9kg/m3) 3.7.6塔径的计算 采用φ80×80×9.5整砌瓷环填料， 查得比表面ζ=102m2/m3，空隙率ε=0.57m3/m3， 干填料因子(ζ/ε3=564m-1) 根据《化学工程手册》，用下式计算泛点气速: 式中:wF—泛点空塔气速，(m/s) g—重力加速度，9.81m/m2 ζ/ε3—干填料因子，m-1 rG，rL—气、液相密度，kg/m3 μL—液相粘度，cp(1cp=10-2p) L、G—液相及气相的流量，kg/h 由于塔底的气体和液体量最大，故取塔底的数据: L=70774.75+5248.15=76022.9kg/h 干煤气平均分子量: 1 M=(2×55.2+28×35.71+44×7.26+16×1.36+34×0.09+32×0.1)×=14.53g/mo 100 42 2 14 18 l G=517.95×14.58+4815.75=12341.56 kg/h 又66oC时rL=979kg/m3 μL=0.43cp(1cp=10-2p) 式中:ym，yH2O为干煤气及水蒸气的体积分数; rH2O为干煤气及水蒸气的密度，kg/m3。 rm， ym=V气 V气水 0.707=0.293 yH2O=1-ym=1, rG=0.707×0.511+0.293×0.63=0.545kg/m3 将上述数据代入方程，得 9.8197912341.56979 解得wF=2.01 m/s 操作气速取w=0.7wF=0.7×2.01=1.41m/s 气相流量V=(V气+V水) 273 =(12811.76+214.95×22.4) =22469.96m3/h 塔径DT=V 按国内压力容器公称直径标准JB1153-73，实取塔径为2.4m。 3.7.7传热系数的计算 进塔气体中水汽分压为33.18kPa，66oC时水表面上饱和蒸汽压力为26.68kPa，故气体进塔后，气体中水汽向冷却水表面冷凝。 传热系数由下式计算: k′=C?PH(1.006w0-0.0946),B(55.1w0,34.4) 式中:PH--进塔气水汽分压，(1mmHg=1.333×102Pa) C、B--常数，其中C=0.99，B=0.95 43 w0--实际空塔气速，m/s 所以 2o2o 0.7 o=1882.5kJ/(m2?C?h) 3.7.8填料高度计算 平均温度: 需要的传热面积: V9.05填充高度: 4 考虑到生产的不稳定性，填充高度取安全系数1.25，则实际填料层高度为填料 V==2.00×1.25=2.5m(取2.5m) 体积: 3.7.9填料层阻力计算 以坐标(0.170，0.0491)查填料层压力降的通用关联图，查得: 填料=392.4 Pa/m填料 总料层阻力=896Pa 在常压下操作的填料塔中，?P在2.0—6.7kPa(15—50mmH2O),故合理。所以，该填料塔层阻力是可以的，塔径选取是可行的。 3.7.10填料塔的规格 44 塔径:2.4m 填料高度:2.5m 总高度:8m 3.8缓冲气柜 缓冲气柜是水煤气生产中必不可少的附属设备。其作用在于缓和每个制气循环阶段中生产的煤气质量与产量的波动，并使间歇生产转变为连续产气，另外还可解决临时停气问题。 日产10万m3的合成气在35oC，103.5kPa条件下体积为 =198.8万m3/d=82833.4 m3/h=1380.6 m3/min 若取缓冲时间为两个制气循环即6min， 1380.6×6=8283.6m3 故选用9000m3直开式单罩气柜，直径取30米 3.9罗茨鼓风机 罗茨鼓风机的作用在于增压，以弥补后续净化阶段和输送过程的压力损失。根据流量和升压来选择罗茨风机的型号。 35 oC ，103.5 kPa下煤气的体积流量为:1380.6m3/min，由《煤炭气化及型煤厂设计》一书中选取以下型号: 25/124.59 m3/min。 ML50—120/0.20罗茨鼓风机，流量为130. 1380.6风机台数==10.6 130.25 故风机台数取14台 故需ML50—120/0.20罗茨鼓风机14台，11开3备。 其规格如下: 型号:ML50—120/0.20 流量:130.25/124.59 m3/min 升压:2000mmH2O 配用电动机:YB315S-6 功率:7 kW 14台风机，11开3备 3.10脱硫塔 3.10.1脱硫塔的作用及脱硫方法选择 脱硫塔的作用是降低煤气中硫含量，使之达到国家标准。 脱硫方法有干法和湿法之分。干法脱硫既能脱除无机硫，也能脱除有机硫，且能脱至极精细的程度;干法中的氧化铁法是一种应用极为广泛的方法，因为氧 45 化铁来源广，价格低，工艺简单，但反应速率慢，则只能低速，造成设备笨重，投资高，装卸不方便。本工艺设计采用氧化铁法脱硫。 3.10.2已知条件 煤气流量:1800000/24=75000 Nm3/h(0 oC，101.33 kPa) =82500 Nm3/h(35oC，103.5 kPa) 煤气中H2S含量: 煤气温度:35oC 煤气压力:3500 mmH2O=34335 Pa 大气压力:101.33 kPa 3.10.3计算塔径 煤气在操作条件下的流量为 式中5620.7—煤气在35oC时饱和水蒸气压力，Pa 采用TG型常温Fe2O3脱硫剂，取煤气通过脱硫塔的气速为0.2m/s,则所需脱72525.2硫塔截面积为=100.7 m2 采4个脱硫塔并联使用，3开1备，则每个脱硫塔的直径为: A100.7=3.37 m 取塔径为3.5m。 3.10.4脱硫剂量的计算 取空速为300 h-1，则需脱硫剂量: 72525.2=241.7 m3 300 脱硫剂的装填高度为: 256.4=2.09 m 取 所以脱硫塔每层脱硫剂装填高度取0.8 m，则共需3层，可装在一个脱硫塔中。 3.10.5结论 脱硫塔规格:采用氧化铁为脱硫剂 直径:3.5m 46 高度: 6 m 每台脱硫塔 47 =30.29 m/s 3.11.3冷煤气管道 3.11.3.1冷煤气总管 此总管为洗气塔与缓冲气柜之间的冷煤气总管。由于煤气发生炉10开2备， 以5台进行上吹5台下吹为准，即总管的最大瞬时流量为两倍的上行煤气与下行 煤气之和。 初选气速20m/s。 D=1.278 m 选取管为φ1320×7 mm的净煤气管道采用无缝钢管。 实际气速为: 3.11.3.2造气工段煤气管道 为统一气速和规格，在造气段煤气管道与空气分管采用相同的规格，取φ820×4mm的无缝钢管。 3.11.3.3缓冲气柜后冷煤气管道 初选气速21 m/s，则 D=1.14 m 选取管径为φ1220×4 mm的钢管。 实际流速为: 初选气速21m/s，则 到脱硫塔后，因12台脱硫塔并联使用，故进出脱硫塔的煤气管管径为: D=0.33 m 则选取φ377×6 mm的净煤气无缝钢管 故实际流速为: =16.28m/s 3.11.4蒸汽管道 3.11.4.1蒸汽总管 由于有10台发生炉同时工作，通过错开吹风阶段，以5台进行上吹5台进 48 行下吹1台吹风为计算基准。 以上吹的蒸汽用量为基准计算，初选气速47 m/s D=0.80 m 选取管径为φ820×6 mm的无缝钢管。 实际流速为 2 =46.6 m/s 3.11.4.2蒸汽分管 以上吹蒸汽用量为计算基准，初选气速20 m/s，则 D=0.205 m 选取管径为φ219×6 mm的无缝钢管。 实际流速为 =19.54 m/s 3.11.5软水管道 由于废热锅炉用软水量大，故取废热锅炉用软水量计算，废热锅炉用软水为2002.29 kg/h。 初选软水流速为1.4 m/s，30oC时软水密度995 kg/m3。 则有: D=0.146 m 选取管径为φ152×4.5 mm的无缝钢管。 实际流速为: 4. 设计说明 4.1厂址选择及总平面布置 4.1.1厂址选择 本厂建在邯郸市的郊区，邯郸的风向为夏季东南风，冬季西北风，典型的大陆季风性气候。故厂址选择位于居民区的垂直风向，使居民区环境不受污染，并 49 能满足防火安全要求;离矿区尽可能近，缩短煤炭运输线，降低运输成本;供气、供水、排水较方便;同时，厂区要直接与甲醇厂相邻，最好能配套建设，减少投资。 4.1.2总平面布置 本厂将造气、脱硫工段分开，工艺流程合理，管理方便，对易燃、高温、噪声大和易散发有毒气体的造气车间布置在厂区风向的垂直风向区，并与贮煤场接近，方便煤炭运输。脱硫工段应接近于缓冲气柜，减少输送管线，也便于操作，并且出来的气体便于输送。变电所主要考虑外进线方便，并位于造气车间的垂直风向。综合楼的左、右侧及楼后都有较大面积的绿化带。防火要求较高的缓冲气柜、造气车间等都置于主干道旁。从而使得整个厂区布置在满足工艺流程合理、生产管理方便的基础上，还符合消防、环保、绿化的要求。 厂区占地面积近14685m2。 4.2造气工段说明 4.2.1主要设备选型 (1)煤气发生炉 根据煤气厂每天供气180万m3，本设计采用十二台煤气发生炉，十开二备。选用φ3000固定床机械排渣煤气发生炉，生产能力6000~7500Nm3/h。 (2)空气鼓风机 根据风压和风量得要求选用型号 9—19—D型 NO.9序号为4的高压离心通风机 转动方式:D 转数:1450r/min 流量:44842m3/h 风压:1253×9.8Pa 电机:S128-4 功率:315kW 选用两台，一开一备，为了防止风量急速下降产生喘振和波涌现象，以及降低风机噪音，配置消音防震装置。 (3)过热除尘器 过热除尘器直径为1400 mm，除尘器外径为2800 mm，过热除尘器的传热面积为106.06m2，除尘器内衬耐火砖，内壁上部加衬20 mm的耐热铸铁，以防止炉内带出物将耐火砖磨损，本设备和煤气发生炉配套使用，配用十四台，十二开二备。 (4)废热锅炉 选用斜置式废热锅炉，炉体直径为2700 mm，传热面积为723.1 m2，附有上升管和下降管，列管倾斜角度一般取5~7o，有倾角的目的在于减少蒸汽的停滞，以消除蒸汽引出管与管板之间的空气形成“死气层”，使管板免于过热面而造成 50 破坏。由于废热锅炉和水煤气发生炉共用一台汽包，且该汽包外置，故将废热锅炉垂直放置。 (5)洗气箱 直径为2400mm，总高3.91m，水封高度100mm，冷却水由上加入，达到使煤气降温除尘的目的，台数为十四台。 (6)洗气塔 直径为2400mm，填料高度为2.28m，共十四台，目的是将煤气也进一步降温、脱水、除尘。 (7)缓冲气柜 选用1000m3直开式单罩气柜，直径为27.9m，高为29.7m，有效容积9600 m3。 (8)烟囱 上部钢板焊制直径900mm，下部为烟囱降尘器，全高28m，一对一使用。 4.2.2工艺水汽的配置 (1)循环冷却水 造气所用冷却水用量为3390848.8t/a，水温低于30oC。 冷却水用循环处理使用的方法，污水经地面排水沟汇合后，流至沉淀池，沉淀后经玻璃钢冷却塔喷淋冷却至30oC以下，再由水泵房的循环泵将冷却水送至各用水点。 厂内循环水浊度达到一定浓度标准后，定期排放，送入污水处理厂处理。 (2)蒸汽 造气所用蒸汽量为8897.4 t/a。除过热除尘器和废热锅炉可产生部分蒸汽外，其余的蒸汽来自厂内自备锅炉房。先将锅炉房产生的蒸汽送入设在造气车间的蒸汽缓冲罐，再经过由蒸汽总管分送至各用汽点。 (3)软水 软水用量20750.5t/a，经过本厂的软化装置，进入锅炉车间的软化水箱，由水箱送至各用水点。 (4)清水 来自城镇的供水总管。脱硫工段所需汽，水均由造气工段的总管中分出。 4.3脱硫工段说明 4.3.1脱硫方案的选择 由造气工段出来的水煤气其含硫量超标，因此，必须进行脱硫处理，使H2S含量低于20mg/m3的规定。 本设计采用邯郸无烟煤为气化原料，煤质为低硫煤，反应生成的粗煤气含硫量较低(0.08%)，可参照兖矿峄山化工煤气厂工艺，采用单级干法脱硫，则可以达到要求，因此，本设计采用单级脱硫，采用四台脱硫塔，三开一备，并联使用。 4.3.2工艺流程及原理 由缓冲气柜来的粗煤气又罗茨风机加压至2000mmH2O后进入脱硫塔。本工 51 艺采用干法脱硫，脱硫剂选用Fe2O3，煤气通过脱硫塔时，煤气中的H2S与Fe2O3反应而除去H2S。 H2S+Fe2O3 Fe2S3+H2O 从而达到脱出H2S的目的。 当脱硫剂饱和不可用时，通入过热的蒸汽即可实现脱硫剂的再生。 选用四个脱硫塔，采用三开一备，并联使用。 4.3.3主要设备选型 (1)罗茨风机 根据煤气流量查《型煤厂设计》一书，选用型号ML50—80/0.20罗茨鼓风机十四台，十三开三备。 流量为97.2/92.2m3/min。 升压2000mmH2O 配用电动机YB280S-6，功率45kW (2)脱硫塔 采用十四座直径为3.5 m的脱硫塔，十二开二备，每台塔内装三层脱硫剂，每层高度0.8m，脱硫剂为Fe2O3，脱硫塔高为5.0m，并联使用。 4.4电力设计 煤气厂动力配电照明， 防雷接地及其它所有用电负荷的均属三级用电，电源为6kV，用高压电缆埋地敷设至煤气厂6kV变电所。 电压等级:动力设备380V 照明用电220V 造气及脱硫工段的厂房均属Q—3级防爆。 表2 造气工段、脱硫工段设配电室，由配电室引向设备和控制按钮，冷却塔的水泵房用电由脱硫工段引发，厂区照明用电由门卫室设置配电箱。造气工段配电室设置照明配电箱，生产场所采用防水防尘型灯具。 防雷接地: 52 (1)造气工段为三层建筑，层面采用防雷带避雷。防雷接地引下线，利用栓内钢筋和角钢接地之间的连接用扁钢，接地电阻不大于20Ω。 (2)由变电所引起至配电室的电缆在近户处需要接地。 4.5自动控制及热工仪表 4.5.1造气工段 (1)保证生产的正常进行，除设置必要的温度、压力、流量、液位监测仪表外， 炉子的程序操作采用微机控制。 (2)考虑到生产环境是Q—3级防爆场所，故所选仪表必须符合三防仪表要求 或选用防爆型仪表，以确保生产安全。 (3)仪表选型 a.温度仪表:双金属温度计，热电阻，热电偶及数字式温度指示仪 b.压力仪表:U型管压力计，氮压力表，防爆电接点压力表，盒式压力表 c.液位仪表:防爆浮球液位控制器，浮筒式遥测液位仪，液位指示仪 d.流量仪表:孔板，电动压差变送器，数字式流量指示仪 e.报警仪表:闪光信号报警器 f.仪盘表:柜式仪表，侧面开门 g.分析仪表:磁导式氧分析仪 (4)供电220V，50HZ，5—10A独立电源一套。 4.5.2脱硫工段 (1)为了保证生产的正常进行，必须设置必要的检测仪表，以掌握生产情况， 尤其是煤气中O2和H2S含量，当前者超过0.55，后者超过2.0mg/m3，切断走旁路，并立即查明原因。 (2)考虑到生产环境是Q—3级防爆场所，故所选仪表必须符合三防仪表要求 或选用防爆型仪表，以确保生产安全。 (3)仪表选型 a.温度仪表:双金属温度计，热电阻，热电偶及数字式温度指示仪 b.压力仪表:U型管压力计，氮压力表，防爆电接点压力表，盒式压力表 c.液位仪表:防爆浮球液位控制器，浮筒式遥测液位仪，液位指示仪 d.流量仪表:孔板，电动压差变送器，数字式流量指示仪 e.报警仪表:闪光信号报警器 f.仪盘表:柜式仪表，侧面开门 g.分析仪表:磁导式氧分析仪 ，50HZ，5—10A独立电源一套。 (4)供电220V 53 表3 仪表规格 4.6厂区主要建筑物及建筑条件 厂区建筑物和构筑物均按二类防火建筑和七度地震设计。 4.6.1厂区建筑物 行政办公综合楼;三层砖混结构，建筑面积334m2 变电所:平房，建筑面积80m2 水泵房:平房，建筑面积26m2 门卫房:平房，建筑面积35m2 造气车间:三层钢筋混凝土框架，砖墙围护结构地坪按不发火地面设计。建 筑面积528m2 罗茨风机房:平房，建筑面积29.4m2 锅炉房:平房，建筑面积110m2 机修车间:平房，建筑面积80m2 仓库:平房，建筑面积48m2 54 4.6.2厂区构筑物 缓冲气柜:钢结构，φ=10m，H=8m，V=600m3 沉淀池:钢筋混凝土结构半地下式，V=400m3，10m×10m，一个 蓄水池:钢筋混凝土半地下式，V=770m3 烟煤堆煤棚:四周有挡板煤墙及防雨顶盖，为锅炉房贮煤，面积100m2 煤场:四周有挡板煤墙及防雨顶盖，作为贮干煤、筛分、破碎之用，用于制造混合气，面积125m2。 4.7厂区生活给排水及消防用水 厂区生活用水来自水厂供水管网。 厂区排水:生活污水排入往污水处理厂专用排水管，雨水进入下水道，工业废水经循环处理后使用，不排放，只有当其浊度超标时，才送入污水处理厂进行处理。 消防用水:厂区设环形消防管道及消防栓接入居民供水管网，厂内冷却水循环水泵出水管上配置消防栓，确保厂内15分钟的消防用水量。 4.8采暖通风 厂区内生活采暖，使用锅炉房的蒸汽。 造气车间采暖用自然通风的方式，在三楼楼顶开设气楼，并将窗子打开或使用百叶窗，以防止煤气在室内积存。 空气鼓风机房将门敞开，以使空气对流通畅，保证鼓风温升不超过要求。 另外，其它机器间取自然通风的方式。 4.9环境保护 水煤气生产过程中，烟尘排放已做除尘处理。冷却水排放前应进行处理，以 如附近有污水处理厂，可直接排往污水处理厂。 4.10人员编制 55 4.11管道及设备 56 5. 工程概算 5.1工程概算 5.1.1概算编制说明 (1)投资对象:煤气厂内全部新建工程及设备 2)概算编制依据 ( a.部分非标准设备按有关图纸进行计算 设备原价=计算价格(1+浮动价格率15%) b(设备运杂费率取6% c(设备安装费率取12% 概算调整系数取30% 法技劳费率取7% d(设备安装工程造价取 57 设备原价设备安装费率概算调整系数法技劳费率) e.土 建概算造价取 直接费概算调整系数法技劳费率) 部分设备价格按实习单位---恒盛化肥厂的设备价格参照决定。 5.1.3总工程概算 (1)设备购置安装工程费 设备原价:2964.96×1.15×1000=3409704元 安装费: 安装费率:8% 概算调整系数:18% 法技劳费率:7.5% 58 合 计:346016.76元 运杂费:3409704×0.06=204582.24元 合计:3960303元 由上表计算个部分的费用 主厂房: 670× 529=354430元 机器房: 600×(80+29.4+26+30+46.2+110+80)=240960元 煤棚: 320×(100+125)=72000元 道路及场所: 98×3351=328398元 围墙: 210×(89×2+165×2)=106680元 水泥地坪: 90×(100+125)=20250元 一般混合结构:260×(35+334+80+80+17.5+48+160) =196170元 水池: 190×(153.86+100+96)=66473.4元 绿地: 10×368=3680元 总计: 1389041.4元 则建筑工程费=直接费概算调整系数法技劳费率) 1+0.6)×(1+0.07) =1389041.4×( =1932156.6元 (3) 其它费用 Q=设备购置+建筑工程费 =3960303+1932156.6 =5892459.6元 a( 建筑单位管理费 2%×Q=0.02×5892459.6=117849.2元 b(设计费 5%×Q= 0.05×5892459.6=294623元 c( 不可预见费 3%×Q=0.03×5892459.6=176773.8元 59 总计为 (1)+(2)+(3)= 117849.2+294623+176773.8 =589246元 5.1.4煤气站建设初期总投资 M=Q+(1)+(2)+(3) =5892459.6+589246 =6481705.6元 5.2成本估算 5.2.1原料消耗 合成气厂每天生产煤气10万m3，每100千克阳泉无烟煤产气160.34 m3，所 以每年消耗的煤炭量是:10×10000×365×100/160.34=24623.9 t 5.2.2蒸汽消耗量 每100kg燃料需蒸汽121.76kg，则每100kg原料需从锅炉房补给蒸汽为 121.76,36.77,1852.12×217.74?41871=31.26 kg 其中 36.77kg—每100kg燃料夹套锅炉的产气量 1852.12kg—每小时废热锅炉的产气量 217.74 m3—100kg燃料下吹风气的产量 41871 m3—每小时的吹风气产量 则每年由锅炉房提供给造气工段的蒸汽量为: 31.26×24623.9/100=7697.4t 另外，每年冬季厂区取暖用气1200t，所以每年锅炉应供气8897.4 t 5.2.3循环冷却水消耗量 洗气箱:0.4×4=1.6t/h 洗气塔:15.04 ×4=60.16t/h 再加上烟囱除尘器及煤气炉灰箱等冷却用水大约300t/h， 则每年大致用水量为 (1.6+60.16+300)×24×365=3169017.6t 由于本合成气厂采用闭路循环水，定期补充一部分冷却水和排出一部分浓污水，以保证平衡。补充部分由居民自来水引入，加上厂区生活用水，取总水量的7%，则一年需补充水7%×3169017.6=221831.2t 共需水:3169017.6+221831.2=3390848.8t 5.2.4电量消耗 每小时的计算容量 a:空气鼓风机(19.8+22)×2=83.6kw b:电动葫芦 2 × 3=6kw c:煤气发生炉3×4=12kw d:循环水泵 22×2=44 kw e:冷却水泵22×2=44kw f:罗茨风机45×2=90kw 60 g:日常照明20 kw 共计 299.6 kw 则每年用电量: 5.2.5脱硫剂的用量 200t 5.2.6夹套锅炉和废热锅炉的软水量 (39.75+2002.29×217.74?41871)×24623.9/100 =20750.5t 5.2.7成本估算 (1) 原料及辅助材料 原料煤成本:17729208元 脱硫剂:700000元 共计:18429208元 (2) 公用工程费 软水费:166004元 自来水费:3390848.8元 电费:1574697.6元 蒸汽费:222435 共计:5353985.4元 (3) 人工费用 每人每月平均基本工资800元 a:基本工资=800×70×12=672000元 b:附加费=基本工资×11%=73920元 c:奖金比例 :技术人员 ?:各工段负责人和财务人员(共4人)为基本工资的15% ?和正副厂长(共6人)为基本工资的20% ?:其它工作人员(共60人)平 均为10% 则奖金=12×800×(4×15%+6×20%+60×10%)=74880元 ?人工费用=基本工资+附加费+奖金 =672000+73920+74880 61 =820800元 (4) 车间费用 设煤气站设备的折旧率为5%，则 a.车间折旧费=总投资×折旧费 =6481705.6×0.05 =324085.3元 b.维修保养费=总投资×3.5% =6481705.6×0.035 =226859.7元 c.车间管理费 =(18429208+5353985.4+820800+324085.3+226859.7)×0.05 =1257746.92元 所以，车间经费=324085.3+226859.7+1257746.92 =1808691.92元 则合成气厂每年操作费用为:(1)+(2)+(3)+(4) =18429208+5353985.4+820800+1808691.92 =26412685.32元 每年合成气气量为:10×104×365=3.65×107m3 故车间成本为:26412685.32/(3.65×107)=0.724元/ m3 参考文献 [1] 邬纫云.《煤炭气化》.徐州:中国矿业大学出版社，2004 [2] 夏清 陈常贵.《化工原理》(上、下册).天津:天津大学出版社，2005 [3] 邬纫云等.《煤炭气化与型煤厂设计》.徐州:中国矿业大学出版社，1993 [4] 张双全等.《煤化学》.徐州:中国矿业大学出版社，2004 [5] 《煤炭设计手册》编写组.《煤炭设计手册》.北京:中国建筑工业出版社， 2004 [6] 刁玉纬 王立业.《化工设备机械基础》.大连:大连理工大学出版社，2003 [7] 杨学圃.《发生炉气与水煤气工艺学》.北京:石油工业出版社，1957 [8] 宋航等.《化工技术经济》.北京:化学工业出版社，2002 62 [9] 厉玉鸣. 《化工仪表及自动化》.北京:化学工业出版社，2003 致 谢 本设计是在导师孟献梁讲师的亲切关怀和精心指导下完成的。在毕业设计的开始阶段，遇到了很多的问题，在老师的指导下都得到了圆满的解决，另外每完成一部分任务，导师都认真审阅，仔细讲解，一丝不苟。通过这次设计，让我对三年的学习有了一个，培养了独立思考能力和将理论与实践结合的能力。值此毕业设计完成之际，谨向导师表示衷心的感谢和诚挚的敬意。 另外毕业实习环节是在江苏恒盛化肥有限公司进行的，在实习中得到了化肥厂负责人以及多位师傅的无私帮助和支持，在此，特向相关人员表示崇高的谢意。 在设计阶段，经常去本院的资料室查阅资料，资料室的老师和助理不厌其烦 63 地为我们翻找，整理，在此表示真诚的感谢。 同时也要感谢毕业设计中给予我们帮助的刘亚菲、张静学姐和云曾杰学长，感谢他们百忙之中抽出时间对我们进行指导。还要感谢我们同组同学郭桃桃、赵恒、李超，与他们一起的生活，学习，讨论给了我很大的支持，帮助和启发。设计阶段虽然很艰苦，枯燥，但大家真诚相待，情同手足，给我增添了美好的记忆。 最后，感谢参加这次审核、答辩的老师们，感谢他们能在百忙中抽出时间来参加审阅我的毕业设计。 由于本人水平有限，文中难免有错误和不足之处，恳请审阅老师批评指正。 64