Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计
Process design of Φ 3600 mm gas occurrence furnace
system
目录
摘要 ................................................................................................................................................. I Abstract ......................................................................................................................................... II
第一章 常压固定床间歇气化法 .......................................................................................... 1
1.1煤气化工艺发展史 ............................................................................................................ 1
1.2气化方法的选择 ................................................................................................................ 1
1.3固定床反应器分类和特点 ................................................................................................ 2
1.4煤气化反应炉 .................................................................................................................... 2
1.5常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程 ........................................................ 3
1.6煤气发生炉内的气化反应过程 ........................................................................................ 4
1.7固定床煤气炉气化原理 .................................................................................................... 6
第二章 工艺流程 ...................................................................................................................... 8
2.1工艺流程的选择 ................................................................................................................ 8
2.2工艺流程 ............................................................................................................................ 8
2.3间歇式气化的工作循环 .................................................................................................... 8
2.4气化过程的主要操作条件和方法: ................................................................................... 9
第三章 工艺计算 .................................................................................................................... 12 3.1煤气发生炉的物料衡算 .................................................................................................. 12
3.2吹风阶段的计算 .............................................................................................................. 14
3.3制气阶段的计算 .............................................................................................................. 16
3.3.1物料衡算 ....................................................................................................................... 16
3.3.2热量衡算 ....................................................................................................................... 19
3.4总过程计算 ...................................................................................................................... 20
3.4.1物料衡算 ....................................................................................................................... 21
3.4.2热量衡算 ....................................................................................................................... 23
3.5配气计算 .......................................................................................................................... 24
3.6消耗定额 .......................................................................................................................... 24
3.7吹净时间核算 .................................................................................................................. 24
3.8煤气炉工艺指标 .............................................................................................................. 25
第四章 附属设备的选型 ...................................................................................................... 27
4.1煤气鼓风机的选型 .......................................................................................................... 27
4.2旋风除尘器 ...................................................................................................................... 28
4.2.1旋风除尘器的工作原理 ............................................................................................... 28
4.2.2旋风除尘器的分离原理 ............................................................................................... 29
4.2.3旋风除尘器选择要求 ................................................................................................... 30
4.3燃烧装置的选择 .............................................................................................................. 30 结论 .............................................................................................................................................. 32 致谢 .............................................................................................................. 错误！未定义书签。 参考文献 .................................................................................................................................... 33 附录A ......................................................................................................................................... 34 附录B ......................................................................................................................................... 35
Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计
摘要： 按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。本设计采用常压固定床间歇制气法，生产合成氨的原料半水煤气。常压固定床间歇制造半水煤气，首先使得空气通过燃料层，碳与氧发生放热反应以提高温度。随后使蒸汽和空气混合通过燃料层，碳与蒸汽和氧气发生吸热和放热的混合反应以生成半水煤气。本设计中我们选取UGI半水煤气炉作为反应炉，原料选取无烟煤。
本设计中采用回收吹气持有热和上行煤气显热的半水煤气工艺流程，这样可以回收利用大部分的废热，可收到良好的经济效益。生产过程中采用“三高一短”的操作方法，提高气化效率和产气量。整个工艺流程气化过程包含5个阶段，5个阶段共同组成了一个工作循环。
设计过程中对吹风、制气阶段进行物料衡算、热量衡算，同时对吹风效率、吹净时间核算以及各个阶段产气量进行计算。
关键词：半水煤气；常压固定床；煤气化发生炉；工艺流程；衡算
Process design of Φ 3600 mm gas occurrence furnace system Abstract：According to the movement of coal in the gasifier, gasification method can be divided into three categories, namely the fixed bed gasification, fluidized bed gasification process and entrained flow gasification method. This design uses the atmospheric fixed bed intermittent gas preparation method, the raw material semi water gas production of synthetic ammonia. The atmospheric fixed bed intermittent manufacturing semi water gas, first makes the air through the fuel layer, carbon and oxygen exothermic reaction to raise the temperature. Then the steam and air mixture through the fuel layer, the mixed reaction of carbon with steam and oxygen to generate heat absorption and release of semi water gas. In this design, we choose the UGI semi water gas furnace as the reaction furnace,the selection of raw materials of anthracite.
Using semi water gas process for recovering blowing hold and upstream gas sensible heat in this design, so most of the waste heat can be recycled, can get good economic benefit. In the production process using a "three high and one short" method of operation, improve the gasification efficiency and gas production. The whole process of gasification process consists of 5 stages, 5 stages together form a cycle of work process.
For material balance, heat balance calculation of gas preparation stage in the design process, the blowing efficiency, blowing time accounting and the various stages of production are calculated.
Keywords: semi water gas; Atmospheric fixed bed; gasification furnace; process; balance
第一章 常压固定床间歇气化法
1.1煤气化工艺发展史
煤气化工艺最早发展的是干煤粉气化工艺，干煤粉气化工艺的前身是常压K2T炉,起源于德国Koppers公司(1938年),K2T炉最大单炉投煤量为500t/d ,主要用于生产合成氨。随着技术进步,常压K2炉逐步被加压操作的干粉炉所取代。1978年在德国汉堡附近建成第一座干煤粉加压气化中试装置。德国Krupp-Koppers公司在K2T炉基础上开发出PRENFLO干煤粉气化工艺。TPRI于1997年建成了国内第1套干煤粉加压气化特性试验装置。美国Texaco公司开发的水煤浆气化工艺。目前世界上先进的洁净煤气化工艺首推Texaco、Destec、Shell和Prenflo。这4种煤气化工艺的单台气化炉投煤量都达到了2000～2500t/d等级, 都进行了250～300MW等级的整体化联合循环发电(IGCC)示范,气化炉都采用加压纯氧(体积分数为95 %)气流床气化工艺[1-5]。
我国煤气化技术的发展起步较晚, 以固定床(UGI炉)间歇气化制水煤气和常压发生炉煤气为主, 至今占合成氨总生产能力70%以上。作为工业燃料煤气供气单元，常压固定床煤气发生炉应用最为广泛，该炉型全国应用量达数千台套，按其结构形式一般分为一段炉、两段炉和干馏炉，它们分别适用于不同的气化煤种。发生炉最常用的气化煤种为弱黏结性烟煤和无烟煤，其煤气热值一般为5225～6690 kJ/Nm 。在原温克勒气化炉基础上改造而成的恩德气化炉，是国内应用较早且相对比较成熟的粉煤常压流化床气化技术，恩德气化炉曾在我国多个化肥厂应用，用于生产合成气，作为燃料供气单元也有应用[6-8]。
1.2气化方法的选择
煤的气化过程是一个热化学过程。它是以煤或煤焦（半焦）为原料，以氧气（空气、富氧或纯氧）、水蒸气或氢气等作为气化剂（或称气化介质），在高温条件下通过化学反应将煤或煤焦中的可燃部分转化为气体的过程。气化时所得的气体称为煤气，其有效成分包括一氧化碳、氢气和甲烷等。煤气化包括煤的热解、气化和燃烧三部分。煤气化时，必须具备的三个条件，即：气化炉、气化剂、供给热量，三者缺一不可[9]。
按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即：固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。固定床气化以块煤为原料，煤由气化炉顶部间歇加入，气化剂由炉底送入，气化剂与煤逆流接触，气化过程进行得很完全，灰渣中残碳少，产物气体的显热中的相当部分供给煤气化前的干燥和干馏，煤气出口温度低，而且灰渣的显热又预热了入
炉的气化剂，因此气化剂效率高[10]。
本设计采用常压固定床间歇气化技术，将蒸汽和富氧空气按1:1的比例一起吹入煤气发生炉中与赤热的无烟煤作用生成半水煤气。固定床气化法其煤气发生炉的排渣和加料不是连续的，而是间断的排渣和加料，其致密的煤层在气化过程中是静止不动的，随着气化反应的进行，以温度划分的各区域将逐渐上移，必须经过间歇排渣和加炭后各区域才恢复到原来的位置[11]。
1.3固定床反应器分类和特点
固定床反应器有三种基本形式：轴向绝热式固定床反应器、流体沿轴向自上而下流经床层、床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器：流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。列管式固定床反应器：由多根反应管并联构成，管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在25～50mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器,反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。
固定床反应器的优点是：①返混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性。②催化剂机械损耗小。③结构简单。固定床反应器的缺点是：①传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）。②操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。
1.4煤气化反应炉
目前，国内普遍使用的有3M-13型(即3A-13型)、3M-21型(即3A-21型)、W-G、UGI及两段式气化炉。发生炉一般有炉径1000mm、1500mm、2000mm、3000mm等规格，水煤气炉一般有炉径1980mm、2260mm、2740mm、3000mm、3600mm等。
本设计采用Φ3600UGI水煤气炉作为固定床反应器，水煤气发生炉的结构大致分为五个部分，起各部分的作用分叙如下：
（1）炉体
炉壳由钢板焊制，上部衬有耐火砖和保温砖硅藻砖，使炉壳免受高温的损害。外面包有石棉制品隔热保温衬铸刚护圈，内部衬有耐火砖和隔热层。
（2）夹套锅炉
夹套锅炉传热面积约为19m2。外壁包有石棉制品隔热保温层，防止热量损失，夹套锅炉的作用主要是降低氧化层温度，以防止熔渣粘壁并副产蒸汽，夹套锅炉两侧设有探火孔，用于测量火层，了解火层分布和温度情况上部装有液位计，水位自动调节器和安全阀等附件。
（3）底盘
底盘和炉壳通过大法兰连成一体，用紫铜薄板包石棉布填料密封。底盘底部有气体中心管与吹风和下吹管线呈倒Y型连接，中心管下部装有通风阀和清理门。底盘两侧有灰斗，底盘上没有溢流排污管和水封桶，可以排泄冷凝水和油污，并防止气体外透，起安全作用。
（4）机械除灰装置
包括能够转动的灰盘和炉条及固定不动的灰犁。灰犁固定在出灰口上，利用它与旋转灰盘之间的相对运动，以减弱机械磨损。
（5）传动装置
机械除灰装置的旋转是由电机提供动力。通过减速箱蜗杆、蜗轮来完成的。传动装置附有注油器，以减弱机械磨损[12]。
1.5常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程
常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程十分复杂。就传质来讲，不仅有气相和固相各自的本体运动，还有气固相间、固相颗粒内部向颗粒外部的传质过程。就传热而言，有气固相间、气固相与炉壁间、固相不同层面之间的各种传热过程。从机理上讲，传质过程有扩散传质和对流传质，传热过程有传导、对流和辐射等方式。传热过程包括以下各个步骤：
（1） 颗粒内传导；
（2） 相接触的颗粒间传导；
（3） 颗粒间辐射；
（4） 颗粒流体间的对流；
（5） 颗粒向流体的辐射；
（6） 流体内传导；
（7） 流体内辐射；
（8） 流体混合；
（9） 颗粒炉壁间传导；
（10）颗粒炉壁间辐射；
（11）流体炉壁间对流；
（12）流体炉壁间辐射。
相对来讲，传质过程就要简单的多，其原因有以下三点：
（1）颗粒内扩散经常可以忽略；
（2）没有向炉壁的传质；
（3）没有与辐射传热相对应的传质方式。
传热与传质过程可能伴随化学反应，也可能不伴随化学反应。下面对常压固定床煤气化反应炉内部的传热与传质进行简单归纳。
气体和固体的许多特性（如热容、粘度、传质系数等）都是温度和压力的函数，当温度变化范围较小时，可以采用平均值的方式来简化传热与传质的数学模型。但在煤气化反应炉中，温度沿床层高度的变化很大，因而必须确定各种性质与温度之间的函数关系。 在简单的一维均相模型中，床层向炉壁的传热可以用总传热系数来代表。目前文献中采用的典型数值一般为15～35W/(m2·K)，即54～126kJ/(m2·h·k)。这样的数值属于强制对流范围。也有的模型采用的数值更高一些，比如后面提到的Biba模型，为217kJ/(m2·h·k)。通过炉壁的热耗主要来自气相，也就是说，由于气相在炉内的运动速率很高，故其径向有效导热系数也很高。
床层向炉壁的总传热系数可以有不同的计算方法，除了选取经验值外，还可以由计算公式得到。比如用Li和Finlayson给出的公式，或者由Hobbs等人给出的计算公式。由于煤粒在粒度和形状上的多变性，再加上床层不同高度空隙率的不同，总传热系数很难精确地求得，现有公式计算的理论值和实验值之间的偏差达到20%以内时便可以认为足够精确。
除了总传热系数以外，气相和固相之间的传热系数也是一个很重要的参数。这一系数的计算要更困难一些，炉内气固相间传热的扰动、化学反应的存在、煤粒形状的不规则都有可能带来计算结果的偏差，有时候这种偏差甚至会高达几十倍。1992年Hobbs等人在计算这一系数时进行了简化处理，假定沿整个床层的煤粒都是均一的。
1.6煤气发生炉内的气化反应过程
23～50mm粒度的块煤从炉顶部的加煤装置被送入炉内，并且自上而下地缓缓移动，
经过干燥、干馏、气化，完成全部反应过程之后，形成炉渣从炉底排出。由空气和水蒸汽所组成的气化剂，从炉底炉篦进入炉内，自下而上地逆流而上，并且均匀分布于各反应层之间，进行热交换和一系列化学反应，所产生的煤气，从顶部煤气出口排出。在炉内自上而下大致形成以下几个区段：
（1）干燥层：新加入的燃料由于下层高温燃料和炉壁的辐射热以及下面的高温气流的导热，使燃料中的水分蒸发，形成干燥层，干燥层的厚度与加入燃料的量有关。
（2）干馏层：通过气化层上升的煤气流进入干馏层。干馏层是带干馏段煤气炉极具特色的反应区段。进入干馏层内的载热气体，温度约在700℃以下。在此区段基本上不再产生上述的小分子间的气化反应，而是进行煤的低温干馏，生成热值较高的干馏煤气、低温干馏焦油和半焦（半焦中的挥发份约为7～10%），干馏煤气和雾状焦油同气化段产生的贫煤气一起从煤气炉的顶部出口引出。生成的半焦下移到气化段后进行还原与氧化反应。
（3）还原层：还原层是两段炉内碳被气化的重要场所。在该层下部，由新生成的CO2与水蒸气和N2混合而成的气流，3～6m/s的速度向上流动，与以10～40cm/s的速度向下移动的灼热的炭料接触反应。此时CO2被还原成CO，同时也有CO的析碳反应：
CO2+C→2CO-173.09kJ/mol
2CO→C+CO2+172.2kJ/mol
上述的两个反应中，CO与CO2之间的相互转变都是不完全的。两者的比例，由反应过程的温度压力以及体系内的气相组分浓度和其它宏观条件而定。上述反应，通常被称为空气煤气反应过程。
气化剂中的水蒸气，与碳质原料发生水蒸气分解反应，并有调节炉温、保护炉篦的功能：
C+H2O→CO+H2-131.0kJ/mol
C+2H2O→CO2+2H2-88.9kJ/mol
上述反应过程是吸热的。反应过程所需要的热量，是来自氧化层焦炭燃烧时所释放的热。
因此，高温状态下的氧化层，为还原层提供了热源。在还原层中由于一部分热量被消耗，使料层温度下降，即低于氧化层。还原层上部，继续进行CO2的还原反应，同时还有甲烷化反应存在，也进行CO的变换反应。这样，通过还原层的气体有CO、CO2、H2、CH4以及未被分解完的水蒸气和氮。氧化层和还原层，统称为气化层。通过氧化层和还原层所生成的煤气，称为气化煤气，因甲烷量少热值低也称为贫煤气，其中含有极少量的焦油和煤粒及灰尘。这部分高显热的气化煤气，上升到干馏层，为煤的低温干馏提供热源。
（4）氧化层：炉内气化反应过程的主要区段之一。经灰渣层预热过的气化剂，自下而上穿行，与灼热的焦炭接触反应，并放出大量的热：
C+O2→CO2+394.55kJ/mol
炉内氧化层的温度最高，通常可达到1100～1200℃。在氧化层内，气化剂中的氧迅速被消耗殆尽并生成CO2，在氧化层上端截面上，CO2的生成量达到最大值。
（5）灰渣层：处于炉篦上方，经燃烧反应所形成的灰渣层，通过与鼓进的气化剂进行热交换之后，温度有所下降，既能保护炉篦使其不被烧坏，又对气化剂起到一定的预热作用[13]。
表1.1 发生炉内情况
区域
区域名称用途及进行的过程
分配气化剂，防止炉蓖受高温的影响，
Ⅰ
灰渣层
在本区域中，借灰渣预热气化剂。
氧化层
碳被气化剂中的氧氧化成二氧化碳及
Ⅱ
（燃烧
一氧化碳并放出热量。
层）
二氧化碳还原成一氧化碳或水蒸气分
Ⅲ
还原区
解为氢，燃料依靠热的气体而被预热。 燃料依靠热气体换热进行分解，并析出下列物质：1水分；2醋酸、甲醇、
Ⅳ
干馏区
甲醛及苯酚；3树脂；4气体（CO、CO2、H2S、CH4、C2H4、氨氮和氢）。
Ⅴ
干燥区
依靠气体的显热来蒸发燃料中的水分
有时，煤气中部分一氧化碳与蒸汽
Ⅵ
自由空间
起聚积煤气的作用。
进行反应： H2O＋CO=CO2＋H2
C＋O2＋3.76N2=CO2＋3.76N2 2C＋O2＋3.76N2=2CO＋3.76N2
CO2＋C=2CO H2O＋C=CO＋H2 2H2O＋C=CO2＋2H2
化学反应 最终反应：
1.7固定床煤气炉气化原理
固体燃料用气化剂进行热加工，得到可燃性气体的过程称为固体燃料的气化，又称为造气，所得的气体统称为气化煤气，用来与燃料进行气化反应的气体称为气化剂。常压固定床煤气发生炉，一般以块状无烟煤或烟煤等为原料，用蒸汽或蒸汽与空气的混合气体作
气化剂，生产以一氧化碳和氢气为主要可燃成分的气化煤气。
固定床煤气发生炉制造燃气，首先使得富氧空气通过燃料层，碳与氧发生放热反应以提高温度。随后使蒸汽和空气混合通过燃料层，碳与蒸汽和氧气发生吸热和放热的混合反应以生成发生炉煤气。
以空气作为气化剂的气化反应:
空气从炉底经过，经灰渣层预热后到达氧化层，此时气体中的氧与炽热的碳接触，发生如下反应：
2C+O2=2CO+221.2kJ
2CO+O2=2CO2+566.0kJ
C+O2=CO2+393.8kJ
气体往上升，到还原层，气体中的CO2与碳发生化学反应：
CO2+C=2CO-172.6kJ
蒸汽为气化剂的气化反应:
水蒸汽与碳的气化反应，主要是灼热的碳将氢从其氧化物水中还原出来，在煤气生产中，通常叫作蒸汽分解。蒸汽通过高温燃料层时，最先通过的气化层称为主还原层，随后通过的气化层称为次还原层。在还原层里，主要发生如下反应： C+2H2O=CO2+2H2-90.2kJ
C+H2O=CO+H2-131.4kJ
在主还原层生成的二氧化碳，在次还原层被还原成一氧化碳： C+CO2=2CO-172.6kJ
从造气阶段的化学反应原理，希望形成有利于蒸汽分解和二氧化碳还原反应的条件，所以可以认为提高气化层的厚度和温度是有利的，适当地降低蒸汽的流速也是很有利的。在碳与蒸汽的化学反应中，增加气化层厚度、降低气流速度等措施，可使得反应速度加快，又能使得一氧化碳的含量增加，提高蒸汽分解率[14-16]。
第二章 工艺流程
2.1工艺流程的选择
间歇法生产水煤气的过程中，大量吹风气持有热和上下行煤气的显热若不回收利用，将会大大降低气化热效率。根据水煤气生产工艺流程中废热利用的程度，可分为五类：不回收废热的流程、只利用吹气持有热的流程、利用吹气持有热和上行煤气显热的流程、完全利用吹风气所持有热及上下行煤气显热的流程、增热水煤气流程[17-19]。
考虑到本设计中半水煤气的产量和用途，我们选用利用吹气持有热和上行煤气显热的流程。
2.2工艺流程
如图2.1所示：空气经鼓风机从炉底进入煤气炉，煤由炉顶送入煤气炉内，在炉内进行气化反应，所得工艺气体一部分送入除尘器除尘，继而将高温产品经蒸汽过热器回收废热，另一部分直接进入泡包，进入泡包的产品一部分进入混合器中，在此与空气、氮气和水蒸汽混合并再次进入气化炉中，根据不同阶段对原料气的选择关闭或开启相应的阀门如图2.1所示，生成半水煤气经除尘器送入气柜。另一部分直接返回至气化炉中在生产。
图2.1 常压固定床半水煤气间歇工艺流程简图
1—鼓风机 2—煤气发生炉 3—除尘器 4—汽包 5—混合器 6—蒸汽过热器
2.3间歇式气化的工作循环
常压固定床法制半水煤气其工艺流程气化过程分别叙述如下：
（1）吹风阶段 打开阀门1、4、5其他阀门关闭。来自鼓风机的加压空气送入煤气发
生炉底部，经与燃料层燃烧放出大量的热量储存于炭层内，生成吹风气由炉顶出，经除尘器除去灰尘后，水受热蒸汽产生的低压蒸汽经气包蒸汽管道可供本炉制气用。
（2）上吹制气阶段 打开阀门1、2、4、6其他阀门关闭。蒸汽与加氮空气一起自炉底送入，经与灼热的燃烧层反应后，气体层上移，炉温下降，生成半水煤气由炉顶引出除去带出灰尘。
（3）下吹制气阶段 打开阀门3、6、7其他阀门关闭。蒸汽自炉顶送入，经灼热的气化层反应，气化层下移，炉温继续下降，生成的水煤气由炉底引出，经除尘后引出至气柜。 （4）二次吹气阶段 打开阀门2、4、6其他阀门关闭。基本同一次上吹制气阶段，但不加入氮空气，其目的在于置换下部及管道中残存的煤气，防止爆炸现象。
（5）吹净阶段 打开阀门1、4、6其他阀门关闭。其工艺流程同上吹制气阶段，但不用蒸汽而改用空气，以回收系统中的煤气至气柜。
以上5个阶段的工作循环，由液压或气压两种形式自动机控制，目前正在发展成微型程序制代替自动机控制。
间歇式制气工作循环各阶段气体的流向如图2.2所示。
图2.2 间歇制半水煤气各阶段气体流向图
2.4气化过程的主要操作条件和方法
气化过程的主要操作条件有: （1）温度
燃料层温度沿着炉的轴向而变化，以氧化层温度最高。操作温度指氧化层温度，简称炉温。炉温高，对碳与水蒸气之间的反应有利，即制气时蒸汽分解率高，则生成煤气中CO与H2的含量高，且高温下反应速率加快。总的表现为蒸汽分解率高，煤气产量高，质量好。但炉温是由吹风阶段确定的，高炉温将导致放空的吹风气中CO含量高。为解决这一矛盾，通常采用加大风速的方法，使生成CO的反应进行不完全，从而降低吹风气中的CO含量。
在上述前提下，以略低于燃料灰熔点的温度作为炉温，做到既保持炉内不结疤，又有较高的煤气产量及质量。一般炉温维持在1100～1200℃。 （2）循环时间及其分配
每一工作循环所需的时间，称为循环时间。一般说来，循环时间长，气化层温度与煤气的产量、质量的波动就大；循环时间短，则阀门开关占有的时间相对加长，气化炉的气化强度就会降低，且因阀门开关过于频繁而容易损坏。根据制气过程的自控水平及维持炉内工况稳定的原则，通常循环时间等于或略少于3分钟。循环时间一经确定基本不作调整，但可改变工作循环中各阶段的时间分配，来改善气化炉的工况。根据不同煤种及操作状况，气化炉循环时间分配可稍作调整。
（3）气体成分
主要调节半水煤气中CO2、H2与氮气的比值。方法是改变加氮空气或调整空气吹净时间。此外，在生产中还应经常注意保持半水煤气中的氧含量(≤0.5%)，否则将造成后续工序操作的困难。氧含量过高，还有爆炸的危险[20]。
在水煤气的生产过程中，为了提高气化效率和制气强度，改善水煤气质量，采用高炉温、高风速、高料层、短循环（简称三高一短）的操作方法。
1、高炉温
高炉温是指气化层维持较高的温度，提高炉温可加速气化反应。但是，料层温度的提高受到灰熔点的限制，以维持稍低或者接近于灰熔点为宜，否则灰渣会熔融结块，恶化操作条件甚至造成停炉事故。
2、高风速
高风速就是增大单位时间内的吹风量，这可由增大鼓风强度、缩短吹风时间得以实现。提高风俗具有如下优点：
（1）可以加快空气中氧向原料表面的扩散，加快碳的燃烧速度，增加热量在料层中的积蓄；
（2）可以缩短CO2 高温料层的接触时间，降低了吹风气中CO的含量，从而减少CO的潜热损失，降低了原料的消耗；
（3）可以缩短吹风时间，相对增加制气时间，提高了设备的有效利用率。当然，风速也不能过高，否则将导致颅内带储物的增多。
3、高料层
控制适宜的料层厚度，有利于炉内料层各层高度的相对稳定，增加水蒸汽与原料的接
触时间，提高水蒸汽分解率和煤气质量。
料层过高，会使预热层过厚，造成炉内上部料层温度很低，几乎不发生任何变化，反而会增加炉内阻力，对制气不利。
料层过低时，高风速会吹翻料层，而影响气化炉的正常运转。
料层的高低还与灰层有关，对灰分含量较高的煤种在高温条件下操作时，应选用薄灰层为宜。薄灰层可减少灰层阻力，有利于风速提高。
一般料层高度在1.8m左右。当煤粒度较小时，热交换效率提高，可以适当降低料层高度。
4、短循环时间
较短的循环时间对水煤气生产是有利的，但循环时间与原料反应活性密切相关。对反
应活性较高的原料，可选用较短的循环时间，对反应活性较低的原料，则应采用稍长的循环时间[21-22]。
第三章 工艺计算
以100kg入炉燃料为基准对制气阶段进行物料衡算、热量衡算，同时对吹风效率、吹净时间核算以及各个阶段产气量进行计算。
3.1煤气发生炉的物料衡算
已知条件的确定:
表3.1 入炉煤组成，重量%
C 78.13
H 1.32
O 0.43
N 0.77
S 0.51
A 13.24
W 5.6
合计 100
燃烧热值 28476kJ/㎏ 1.吹风气组成，体积%
表3.2 吹风气组成， 体积%
CO2 16.55
O2 0.35
CO 6.56
H2 3.34
CH4 0.76
N2 72.45
合计 100
H2S 0.85g/Nm3
2.半水煤气真正组成，体积%
表3.3 半水煤气组成， 体积%
CO2 7.5
O2 0.20
CO 32.10
H2 44
CH4 0.54
N2 16.66
合计 100
H2S 1.45g/Nm3
3.各物料进出炉的温度
空气25℃；相对湿度80%，空气含水汽量0.0213kg（水汽）/kg（干汽）； 吹风气，上行煤气流600℃；下吹煤气200℃；灰渣200℃； 上行蒸汽120℃；饱和蒸汽的焓2730kJ/kg； 下吹蒸汽550℃；过热蒸汽的焓3595kJ/kg； 4.生产循环时间%，时间（S）
表3.4 生产循环时间
吹风 26 46.8s
上吹 26 46.8s
下吹 36 64.8s
二次上吹
8 14.4s
吹净 4 7.2s
合计 100 180s
5.计算基准：100kg入炉燃料
6.带出物数量及其组分
带出物数量：2kg绝对干料 带出物组分及各组分重量
表3.5 带出物数量及其组分
元素 C H O N S 灰分 合计
组成，重量%
82.5. 1.66 0.47 0.80 0.57 14.00 100
各组分重量，kg 2×0.8250=1.65 2×0.0166=0.03 2×0.0047=0.01 2×0.008=0.02 2×0.0057=0.01 2×0.14=0.28
2
带出物热值30030kJ/㎏ 7.灰渣组成及其各组分重量 灰渣组成。重量%
C S 灰分 14.60 0.3
85.2
合计 100
灰渣重量（按灰分平衡计算），kg （13.24-0.28）÷0.852=15.2 灰渣各组分重量，kg C 15.2×0.146=2.2 S 15.2×0.003=0.05 灰分 15.2×0.852=12.95 合计：15.2
8.燃料气化后转入煤气中的元素量，kg C 78.13－（1.65＋2.20）=74.28 H 1.32＋（5.6×2）/18－0.03=1.91 O 0.43＋（5.6×16）/18－0.01=5.40 N 0.77－0.02=0.75
S 0.51－（0.01＋0.05）=0.45
合计：82.8
计算误差=[100－（82.8＋15.2＋2）]/100×100%=0%
3.2吹风阶段的计算
物料衡算：1. 每Nm3吹风气中含有的元素量，kg C [12×（0.1655＋0.0656＋0.0076）]/22.4=0.128 H [2×（0.0334＋0.0076×2）]/22.4＋0.00085×2/34=0.00438 O [32×（0.0035＋0.1655＋0.0656×0.5）]/22.4=0.288 N 28/22.4×0.7245=0.906 S 0.00085×32/34=0.0008
2. 由碳平衡计算吹风气量：74.28/0.128=580Nm3
3. 由氮平衡计算空气用量：[580×0.906－（0.77－0.02）]/（0.79×28/22.4）=530m3 空气带入水汽量 ： 530×1.293×0.0213=14.6（1.293为空气密度） 4. 氢平衡（以kg计）
进项：
a.燃料带入氢量： 1.91
b．空气中水蒸汽带入氢量：14.6×2/18=1.62 合计： 3.53 出项：
a.吹风气中含氢量：580×0.00438=2.54 b.吹风气中水汽含量：3.53－2.54=0.99 合计：3.53
吹风气中水汽含量：0.99×18/2=8.91
每标准m3吹风气中水汽含量：8.91/580=0.0154 5．氧平衡（以kg计） 进项：
a.燃料带入氧量； 空气中氧量： 5.40 b.空气中含氧量： 530×0.21×32/22.4=159 c.空气中水汽含氧量： 14.6×16/18=12.98 d.合计： 177.38 出项：
a.吹风气中氧量：580×0.288=167.04 b.吹风气中水汽含氧量：8.91×16/18=7.92 c.合计：174.96
误差：（177.38－174.96）/177.38×100%=1.36% 6．硫平衡（以kg计） 进项：燃料带入硫量：0.45
出项：吹风气中含硫量：580×0.0008=0.46 误差：（0.45－0.46）/0.45×100%=2.2% 热量衡算：1. 进项（以kJ计） （1）燃料热值：100×28476=2847600
（2）燃料显热：100×25×1.05=2625（1.05为燃料的比热） （3）干空气显热：530×25×1.30=17225（1.30为空气的比热） （4）空气中水汽的焓：14.6×2562.84=37418 合计：2904868 2. 出项（以kJ计）
（1）吹风气热值：580×1180.78=684852
1 m3吹风气热值为：12810×0.0334＋12684×0.0656＋39984×0.0076=1180.78 （2） 干吹风气显热：580×1.408×600=489984
0.1655×2.066＋0.0035×1.420＋0.0656×1.360＋0.0334×1.302＋0.0076×2.255＋0.7245×1.352
=1.408kJ/ m3℃
（3）吹风气中水汽的焓：8.91×3696=32931（32931为600℃时过热蒸汽的焓） （4）带出物热值：30030×2=60060 28164.6/（1－0.056）=29835.38
（5）带出物显热：2×1.05×600=1260（1.05为燃料的比热）
（6）灰渣中可燃物热值：34020×220＋10500×0.05=75369 （34020，10500分别为碳和硫的发热值）
（7）灰渣显热：15.2×0.94×200=2858 （0.94为灰渣的比热） （8）热损失（取燃料发热量的8%） 2847600×0.08=227808
（1）～（8）合计：1575121
（9）积蓄在煤层中的热量：2904868－1575121=1329747 3．吹风效率：1329747/2847600×100%=46.6% 热量平衡表：
表3.6 热量平衡表（kJ）
进项
燃料热值 2847600 燃料显热 2625 干空气显热 17225 空气中水汽的焓 37418
合计 2904868
出项
吹风气热值 684852 干吹风气显热 489984 吹风气中水汽的焓32931 带出物热值 60060 带出物显热 12600 灰渣中可燃物热值 75369
灰渣显热 2858 热损失 227808 积蓄在煤层中的热量 132974
合计 2904868
3.3制气阶段的计算（以100kg入炉燃料为基准）
3.3.1物料衡算
1.每Nm3半水煤气中含有的元素量，kg
C=12/22.4×（0.075＋0.321＋0.0054）=0.215 H=2/22.4×（0.43＋2×0.005）＋2/34×0.00145=0.0390 O=32/22.4×（0.002＋0.075＋0.321×0.5）=0.340 N=28/22.4×0.1666=0.2083 S=32/34×0.00145=0.00136 2.由碳平衡计算半水煤气产量： 74.28/0.215=344N m3 3.由氮平衡计算氮空气用量：
（344×0.2083－0.75）/（0.79×28/22.4）=72N m3 氮空气中含水汽量：
72×1.293×0.0213=1.982 4.氢平衡 已知和假设数据
上行半水煤气产量为XNm3
上行半水煤气中含水蒸汽量为0.25kg/N m3 上、下吹蒸汽用量相等各为Wkg 下行半水煤气产量为（344－X）Nm3 下行半水煤气中含水蒸汽量为0.42kg/ Nm3
为方便计算，假设上、下吹气体成分相同，上、下吹氮空气作为均匀加入计。 上行制气阶段氢平衡（以kg计） 进项：
（a）燃料带入氢量： 1.91×X/344=0.00555 水蒸汽带入氢量： W×2/18=W/9
（b）氮空气中水蒸汽含氢量： 1.982×2/18×X/344=0.00064X 合计： W/9＋0.0062X 出项：
（1）半水煤气中氢量：0.0390X
（2）半水煤气中水汽含氢量：（0.25×2/18）X=0.0278X 合计：0.067X
平衡：W/9＋0.0062X=0.067X
W=0.556X （3-1） 下行制气阶段氢平衡（以kg计） 进项：
（1）燃料带入氢量 1.91－0.00555X （2）蒸汽带入氢量 W×2/18=W/9
（3）氮空气中水汽含氢量：1.982×2/18－0.00064X=0.22－0.00064X 合计：W/9＋2.13-0.0062X
出项：
a．半水煤气中氢量
（344－X）×0.0390=13.42－0.0390X b.半水煤气中水汽含氢量
（0.42×2/18）×（344－X）=16.05－0.047X 合计：29.47－0.086X
平衡：W/9＋2.13－0.0062X=29.47－0.086X
W=246－0.78X 解方程（3-1）和（3-2）得： X=184 W=102.4 由此得：
上行半水煤气产量：184N m3
上行半水煤气产量占总产量的百分数：184/344×100%=53.4% 下行半水煤气产量：344－184=160
下行半水煤气产量占总产量的百分数：160/344×100%=46.6% 上行半水煤气中水蒸汽量0.25×184=46kg 下行半水煤气中水蒸汽汽量：0.42×160=67.2 46＋67.2=113.2
蒸汽总耗量：102.4×2=204.8kg
上吹蒸汽分解率： （102.4－46）/102.4×100%=55.08% 下吹蒸汽分解率： （102.4－67.2）/102.4×100%=34.38% 平均蒸汽分解率： [204.8－（46＋67.2）]/204.8×100%=44.73% 5.氧平衡（以kg计） 进项：
（1）燃料中带入氧量：5.40
（2）蒸汽带入氧量：204.8×16/18=182.04 （3）氮空气中氧含量：72×0.21×32/22.4=21.6 （4）氮空气中水汽含氧量：1.982×16/18=1.76
合计：210.80 出项：
3-2）（
（1）半水煤气中氧量：344×0.34=118.96
（2）半水煤气中水汽含氧量：（67.2＋46）×16/18=100.62 合计 211.42
误差：（211.42－210.80）/210.80×100%=0.29% 6．硫平衡（以kg计） 进项：
燃料带入硫量：0.45 合计0.45 出项：
半水煤气中含硫量：344×0.00136=0.47 3.3.2热量衡算
1. 进项（以kJ计）：
(1) 燃料热值：100×28476=2847600 (2) 燃料显热：100×25×1.05=2625
(3)蒸汽的焓：102.4×2730＋102.4×3595=647680
（2730 、 3595分别为上行蒸汽和下行蒸汽的焓） (4)干氮空气显热：72×25×1.30=2344（1.30为空气的比热） (5)氮空气中水汽的焓：1.982×2564=5081 （2564为水蒸汽的焓） 合计：3505330 2.出项：
（1）半水煤气热值：344×9795.77=3369746
1标准m3半水煤气热值为：12810×0.43＋12684×0.321＋39984×0.0054=9795.77 （2）干半水煤气的显热：184×1.223×600＋160×1.346×200=178091 上行半水煤气比热：
0.075×2.06＋0.002×1.42＋0.321×1.36＋0.43×1.31＋0.0054×2.26＋0.1666×1.35=1.223kJ/m3℃
下行半水煤气比热：
0.075×1.81＋0.002×1.34＋0.321×1.31＋0.43×1.30＋0.0054×1.76＋0.1666×1.31=1.346kJ/m3℃
（1）半水煤气中水汽的焓：46×3696＋67.2×2890=364224 （3696 2890分别 600 ℃和200 ℃蒸汽的焓）
（2）带出物热值：30030×2=60060
（3）带出物显热：600×1.05×2=1260 （1.05为带出物的比热）
（4）灰渣中可燃物热值：34020×2.20＋10500×0.05=75369 （34020、10500分别为碳和硫的热值）
（5）灰渣显热：15.2×0.97×200=28488 （0.97为灰渣的比热） （6）热损失（取燃料发热值的8%）2847600×0.08=227808 合计：4305044
3.需从煤层中吸取的热量（kJ）
4305044－3505330=799714 4.制气效率：
3505330/（2847600＋799714＋647680）×100%=81.6% 5.热量平衡表
表3.7 热量平衡表（kJ）
进项
燃料热值 2847600 燃料显热 2625 蒸汽的焓 647680 干氮空气显热 2344 氮空气中水汽的焓 5081 从煤层中吸取热量799714
合计 4305044
出项
半水煤气热值 3369746 干半水煤气显热 179159 半水煤气中水汽的焓 364224
带出物热值 60060 带出物显热 1260 灰渣中可燃物热值 75369
灰渣显热 28488 热损失 227808 合计 4305044
3.4总过程计算
燃料使用分配 设100kg燃料用于制半水煤气为Xkg 根据热量平衡得：799714X=（100－X）×132974 X=62.4
每100kg燃料用于制半水煤气为62.4%，用于制吹风气未37.6% 每100kg燃料的生产指标 吹风气产量：
580×0.376=218N m3
半水煤气产量： 344×0.624=214.6N m3 氮空气消耗量：
72×0.624=44.9 蒸汽消耗量：
204.8×0.624=127.8 吹风时空气消耗量：
530×0.376=199 总过程效率：
（214.6×9795.77）/（2847600＋647680×0.624）×100%=64.6% 3.4.1物料衡算（kg）
1.碳平衡
进项：燃料中碳含量：74028 合计：74.28 出项：
（1）半水煤气中碳含量：214.6×0.215=46.14 （2）吹风气中碳含量：218×0.128=27.90 合计：74.04
误差：（74.28－74.04）/74.28×100%=0.32% 2.氢平衡 进项：
（1）燃料中氢含量：1.91
（2）空气中水汽含氢量：199×1.293×0.0213×2/18=0.61 （3）氮空气中水汽含氢量：44.9×1.293×0.0213×2/18=0.14 （4）蒸汽含氢量：127.8×2/18=14.2 合计：16.86 出项：
（1）半水煤气中氢含量：214.6×0.0390=8.37
（2）半水煤气中水气含氢量：214.6×113.2/344×2/18=7.85 （3）吹风气中含氢量：218×0.00438=0.95
（4）吹风气中水汽含氢量：218×0.0154×2/18=0.37 合计：17.54
误差：（17.54－16.86）16.86×100%=4% 3.氧平衡 进项：
（1）燃料中氧含量5.40
（2）空气中氧含量：199×0.21×32/22.4=59.7 （3）蒸汽中含氧量：127.8×16/18=113.6 （4）空气中水汽含氧量：199×0.21×32/22.4=4.87
（5）氮空气中水汽含氧量：44.9×1.293×0.0213×16/18=1.10 （6）氮空气中氧量：44.9×0.21×32/22.4=13.47 合计： 198.14 出项：
（1）半水煤气中氧含量：214.6×0.340=72.96
（2）半水煤气中水汽含氧量：214.6×113.2/344×16/18=62.77 （3）吹风气中氧含量：218×0.288=62.78
（4）吹风气中水汽含氧量：218×0.0154×16/18=2.98 合计：201.49
误差：（201.49-198.14）/198.14×100%=1.6% 4.氮平衡 进项：
（1）燃料中氮含量：0.75
（2）空气中氮含量：199×0.79×28/22.4=196.51 （3）氮空气中氮含量：44.9×0.79×28/22.4=44.34 合计： 241.60 出项：
（1）半水煤气中氮含量：214.6×0.2083=44.70 （2）吹风气中氮含量：218×0.905=197.50 合计：242.2
误差：（242.2－241.60）/242.2×100%=0.2%
5.硫平衡 进项：
（1）燃料中硫含量：0.45 出项：
（1）吹风气中硫含量：218×0.0008=0.1744 （2）半水煤气中硫含量：214.6×0.00136=0.2918 合计：0.46
误差：（0.46－0.45）/0.46×100%=2.1% 3.4.2热量衡算（kJ）
进项：
（1）燃料热值：2847600
（2）燃料显热：100×25×1.05=2756 （3）干空气显热：199×25×1.30=6467
（4）空气中水汽的焓：199×1.293×0.0213×2564=14052.4 （5）干氮空气显热：44.9×25×1.30=1459.25
（6）氮空气中水汽的焓：44.9×1.293×0.0213×2564=3170.6 （7）蒸汽的焓：127.8×0.5×2730＋127.8×0.5×3595=4041675 合计：3279673.25 进项：
（1）吹风气热值：218×1180.78=257410.04 （2）干吹风气显热：218×1.408×600=184166.4 （3）吹风气中水汽的焓：218×0.0154×32931=110555.95 （4）半水煤气热值：214.6×9795.77=2102172.24
（5）干半水煤气显热：214.6×0.534×1.223×600＋214.6×0.466×1.346×200=111011.81 （6）半水煤气中水汽的焓：214.6×0.534×0.25×3696＋214.6×0.466×0.42×2890=227271.5 （7）带出物热值：30030×2=60060 （8）带出物显热：600×1.05×2=1260
（9）灰渣中可燃物热值：34020×2.2＋10500×0.05=75369 （10）灰渣显热：15.2×0.98×200=2858
（11）热损（取燃料发热的8%）2847600×0.08=227808
合计：3359942.94
误差：（3359942.94－3279673.25）/3359942.94×100%=2.3%
3.5配气计算
配气量计算：
半水煤气中（CO＋H2）：N2取3.1：1 吹风气中CO＋H2=6.56＋3.34=9.90 N2=72.45
半水煤气中CO＋H2=32.1＋43 N2=16.66
设每标准水煤气中配入吹风气量为XNm3 9.90X＋75.1=3.1×（16.66＋72.5X） X=0.1092
100千克燃料制气时半水煤气产量为214.6Nm3 需配入吹风气量为：214.6×0.1092=23.43
100千克燃料实际可制得半水煤气量为：214.6＋23.43=238
实际半水煤气组成体积% ： CO2=(0.075＋0.1655×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=8.38% O2 =(0.002＋0.0035×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=0.21% CO=(0.321＋0.0656×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=29.58% H2=(0.43＋0.0334×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=39.10% CH4=(0.0054＋0.0076×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=0.56% N2=(0.1666＋0.7245×0.1092)/(1＋0.1092)=22.15%
3.6消耗定额
每吨氨耗半水煤气3300Nm3
(1)燃料：3300/238×100=1387kg 折合含碳85%的燃料为：1275kg
（2）蒸汽：3300/238×127.8=1772kg
3.7吹净时间核算
配入半水煤气中的吃风气量：23.43Nm3
配入半水煤气中的吹风气量占总吹风气量的百分数：23.43/218×100%=10.74%
吹净时的风量为吹风时的70%，吹净气量占吹风气总量的百分数： （4×0.7）/（26+4×0.7）×100%=10.27%
二者接近，所以每循环吹净时所回收的气量即为配入半水煤气中的吃风气量，吹净百分比合用，所以已定循环时间百分比基本适用。
3.8煤气炉工艺指标
Φ3600UGI煤气发生炉每台每小时产水煤气10000Nm3。 已知条件：1.循环周期及各阶段时间分配
表3.8 循环周期及各阶段时间分配
程序 % S
吹风 26 46.8
上吹 26 46.8
下吹 36 64.8
二次上吹
8 14.4
吹净 4 7.2
合计 100 180
2.根据计算所得：
生产量（Nm3）：吹风气产量：218 半水煤气产量：238 加氮水煤气：214.6 消耗量：空气消耗：199 蒸汽量：127.8
3.每个循环平均产气量：10000×3/60=500Nm3
（1）吹风空气流量（吹净时风量为吹风量的70%左右） 500/238×199×3600/（46.8＋7.2×0.7）=29032.4m3（干）/h （2）水蒸汽流量：
上吹（包括二次上吹）：
500/238×127.8×3600×0.5/（46.8＋14.4）=7896kg/h 下吹：
500/238×127.8×0.5×3600/64.8=7457.3 （3）吹风起流量
500/238×218×3600/（46.8＋7.2×0.7）=31804 （4）上行煤气流量
500/238×214.6×0.534×3600/（46.8＋14.4）=14161.6Nm3/h （5）下行煤气流量
500/238×214.6×0.466×3600/64.8=11671.7Nm3/h
表3.9 Φ3600UGI型煤气发生炉的工艺指标
名称
生产能力
燃料消耗量
炉体内径
灰盘转速
炉灰盘传动电动机
炉灰盘传动减速机
夹套锅炉蒸汽压力
炉膛高度
有效容积
煤气出口内径 指标 9000～10000米3/时 3.5～4.8吨/小时 Φ3600毫米 0～1410转/分钟 J02-41-4.4千瓦 PM350-IV-2g 4～060千帕（表压） 5600毫米 20米3 Φ1000毫米
第四章 附属设备的选型
4.1煤气鼓风机的选型
煤气鼓风机是输送煤气的重要设备。鼓风机的操作是否稳定，调节是否灵活，是否高效节能，是否能适合煤气量的周期性波动，并可实现鼓风机前吸煤气管道压力自动调节，对于煤气净化系统的稳定生产至关重要。煤气鼓风机的选择应遵循国家相关的节能减排和循环经济政策，选择性价比高的技术和设备，以达到技术先进、节能降耗、清洁生产的目的[23]。
半水煤气的特点是密度小、难压缩、易燃、易爆、流量变动频繁、含有焦油等杂质，并有一定的腐蚀性。根据煤气的上述特点，煤气鼓风机叶轮的设计采用了不同的气体动力学方法与制造方式。根据叶轮的不同可分为：
（1）常规叶轮风机
主流机型为常规叶轮两级压缩，其设计的效率取值较低。制造方式为控制叶轮直径以及转速（线速度），叶片采用板材压制单圆弧叶片，控制叶片进口角度以及出口角度，与叶盘叶盖组焊而成。优点是制造简单，成本比较低；缺点是技术落后，效率低，能耗高；制造精度难控制，造成能耗进一步增大。叶轮流道内存在较大的涡流损失，而且由于介质流动不顺畅，容易造成介质中的焦油附着沉积在叶轮流道内，容易造成叶轮失去平衡，需要蒸汽吹扫，使机组不能长时间连续工作，同时增加了工人劳动强度。
考虑到介质具有腐蚀性，叶轮材质一般选用不锈钢,同时考虑到大量的焊接，所以要求材料强度高、含碳量低。材料主要以2Cr13、X12Cr13、FV520(B）为主，近年多用FV520(B)超低碳沉淀硬化不锈钢。
（2）直线元素三元叶轮风机
德国KKK和日本荏原公司的主流机型为半开式直线元素三元叶轮单级高速。设计效率取值比较高，多变效率可以达到80%～82%，制造方式多为钛合金精密铸造叶轮。优点是单级压缩结构相对简单，效率比较高，制造成本适中，加工制造比较精细。缺点是工作转速比较高，叶轮线速度较高，要求材料强度高，售价昂贵。
综合介质的腐蚀性、线速度要求高的问题，叶轮材料多选用钛合金材料。考虑到钛合金材料昂贵和机械加工难度大，通常采用精密铸造工艺，故只能采用半开式叶轮，并采用模型级铸造叶轮车削外圆和叶片高度来靠近气体动力学计算的方法制造，对风机的效率造
（3）“全可控涡”三元叶轮风机
主流机型为“全可控涡”三元叶轮两级压缩。其设计的效率取值较高，多变效率可达到86%。制造方式为：按照气体流动的最佳轨迹，采用整体锻件在五坐标加工中心上，将三元叶片直接铣制在叶轮轮盘上。优点是叶轮加工精度高，效率高，节能，且风机可靠性高。缺点是叶轮材料利用率低，加工成本高。叶轮材质选用FV520 (B)超低碳沉淀硬化不锈钢。
技术来源:
（1）常规叶轮风机
技术含量低，在设计上采用传统的二元设计，设计制造均处于较低水平。主要制造厂商为沈阳鼓风机厂和陕西鼓风机厂。
（2）直线元素三元叶轮风机
设计方式是采用NREC三元叶轮设计商务软件，煤气鼓风机比较具有代表性的是德国KKK和日本荏原公司。
（3）“全可控涡”三元叶轮风机
由上海赛尔机泵成套设备有限公司自主创新和集成，并拥有全部知识产权，其设计方法与加工方法都拥有国家专利，处于国际领先水平。主要制造厂商为上海赛尔机泵成套设备有限公司。
从能耗、投资、国产化水平等方面考虑，煤气鼓风机宜积极采用具有全部自主知识产权、自主创新和集成的“全可控涡”三元叶轮煤气鼓风机，调速方式为偶合器调速或变频调速，最大程度上实现进口替代，缩短供货周期，减少建设投资，降低能耗和运行成本。
4.2旋风除尘器
4.2.1旋风除尘器的工作原理
旋风除尘器是工业中应用最广泛的一种除尘设备，尤其是在高温、高压、高含尘浓度以及强腐蚀性环境等苛刻的场合。旋风除尘器具有结构紧凑简单造价低维护方便除尘效率较高，进口气流负荷和粉尘浓度适应性强以及运行操作与管理简便等优点。但是旋风除尘器的压降一般较高，对小于5um的维细尘粒捕集效率不高。
旋风除尘器的主要捕集力为离心力，它利用含尘气流做旋转运动时所产生的对尘粒的离心力将尘粒从气流中分离出来。由于作用在旋转气流中颗粒上的离心力是颗粒自身重力的几百、几千倍，故旋风除尘器捕集微细尘粒的能力要比重力沉降、惯性除尘等其他机械力除尘器强许多。
一样只是性能上有所差异以适应不同的应用场合。
旋风除尘器内的气固两相流动较为复杂，影响因素很多。气体主流型为三维双层强旋湍流。含尘气流沿切向进入除尘器，沿外壁由上向下旋转(称为外旋流)，并不断向内转变为沿轴线向上旋转(称为内旋流)，最后经排气管排出。气体向上旋转的内旋流和向下旋转的外旋流的旋转方向相同。气流中的尘粒在离心力作用下被甩向器壁，在重力和气流的带动作用下沿器壁落入底部灰斗，经排尘口排出。
除此而外，旋风除尘器内还有几处局部二次流。主要有：①环形空间的纵向环流：在除尘器顶板下方形成一股向上向心的环流，它会将一部分已浓集在器壁出的颗粒向上带到顶板而形成一层“上灰环”，并不时被带入排气管内从而降低分离效率②排气管下口附近短路流：该处往往有较大的向心径向速度，它会带大量颗粒进入排气管，对分离效率很不利。③排尘口附近的偏流：进入灰斗的一部分气体从中心部位返回旋风除尘器椎体下端时，与该处高速旋转的内旋流混合，产生强烈的动量交换和湍流能量耗散，使内旋流不稳定，在下端产生“摆尾”现象，形成若干个偏心的纵向环流，容易把已浓集在器壁处的颗粒重新卷扬起来而进入向上的内旋流中，这种返混也会降低分离效率。另外，器壁表面的凹凸不怕处及筒体的捕圆度等，也会产生一些局部小漩涡，将已浓集在器壁的颗粒重新卷扬起来。影响分离效率。
旋风除尘器中气-粒运动状况相当复杂。尘粒不仅受离心力、曳力、重力等作用，还受到各种扩散作用及颗粒的团聚与分散，颗粒与器壁、颗粒与颗粒之间的碰撞弹跳等相互作用的影响而这些影响目前尚不能很好的预测，随机性很大，这给建立分离理论带来了很大的困难。因此，旋风除尘器的性能目前还主要依靠试验确定[24]。
4.2.2旋风除尘器的分离原理
由于旋风除尘器内气-粒运动的复杂性，迄今尚无确定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，提出了各种理论。
两种主要假设：
(1) 转圈模型 该理论认为尘粒竟如除尘器后，一面向下作螺旋运动，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tN，并定义凡位于排气管半径rr处的颗粒若能在tN时间内浮游到器壁，就认为该颗粒可被100%的分离。此理论没有考虑向心径向气流对颗粒的曳带作用，而且N值也不易确定，故现在很少应用。
(2) 平衡轨道模型 1956年Barth等提出，旋风除尘器中每个颗粒都会受到向外离心力Fc及向内气流曳力Fd的作用。当此两力平衡事，此颗粒就没有径向位移，而只是在一
定半径的圆形轨道上作回转。此半径即为该颗粒的平衡轨道半径rb。若此平衡轨道位于外侧下行流中，此颗粒肯定可以100%地被捕集，但位于内侧上行流中，则其捕集效率就不好确定。现定于内外旋流交界处，即rb=rt时，此颗粒的捕集效率为50%，其粒径称为切割粒径dc50。若颗粒较细，服从Stokes定律，便可推出下式
:
dc50 式中 Fi —旋风除尘器入口面积，m2；
HS—排气管下端的排尘口的距离，m；
1—在rt处最大切向速度，m/s
4.2.3旋风除尘器选择要求
选择适当的旋风除尘器所需的最基本的数据必须包括所有要进入旋风分离器的气体及微粒的相关信息。需知晓入口气体的流量、密度、气体粘度、及粒子密度等，然后才能对旋风分离器的分离效率曲线进行计算确定。若气体的密度及粘度未知，也可通过对入口气体的组成、压力、及温度进行相关计算得到所需的密度及粘度。若微粒密度或比重未知，也可用比重瓶直接测量得出。在有些情况下，处理产物的比重本身可能已经知晓、或者可以通过其化学成分进行计算得出。
对旋风除尘器的选择非常重要的其它一些要求，以下列出了一些比较常见的要求：
（1）.高度和尺寸限制；
（2）.热量损失最小化；
（3）.把抗磨蚀性和/或抗腐蚀性考虑进去的使用寿命；
（4）.设计遵守的标准和法规；
（5）.所连接的喷嘴大小；
（6）.从旋风分离器中排放出微粒时的最佳方法；
（7）.为方便清理和/或清洁堵塞，堆积等而设的部件。
从经济成本考虑本设计采用制造成本较低、安装方便立式单筒通用型旋风除尘器。
4.3燃烧装置的选择
用来实现燃料燃烧过程的装置称为燃烧装置，对于火焰加热炉而言，燃烧装置是工业炉不可缺少的关键设备（或部件），通过燃烧装置使燃料充分燃烧，像炉内供热，以此保
求：
（1）.有足够的燃烧能力，保证炉子满负荷及超出一定负荷的条件下能充分达到完全燃烧。燃烧器能力应为炉子额定能力的1.1～1.25倍。
（2）.燃烧生产的火焰有良好的铺展性，火焰有一定的形状方向。及刚性以负荷炉型的要求。
（3）.燃烧过程稳定，能给炉子连续供热，并有一定的调节比。对气体燃烧器要求调节比为5:1，液体燃烧器为3:1。
（4）.结构简单，牢固，使用维修方便，能保证安全并符合环保要求。由于燃料种类分为固体、液体、气体三大类别，其燃烧过程不同，因而燃烧装置的结构也各不相同。
本设计采用炉煤气分体式燃烧装置，它可以广泛应用于多种加热设备中。其主要由燃烧头、煤气加热器、气液分离器、阀组、伺服驱动装置、自动点火装置、火焰监测装置、自动控制装置等组成，主要自控元件采用进口元件。
按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。设计采用固定床气化法，固定床气化法其煤气发生炉的排渣和加料不是连续的，而是间断的排渣和加料，其致密的煤层在气化过程中是静止不动的，随着气化反应的进行，以温度划分的各区域将逐渐上移，经过间歇排渣和加炭后各区域才恢复到原来的位置。结合实践生产，从中型合成氨厂的生产能力和生产成本出发，完成Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计设计，使用Φ3600 mm UGI半水煤气发生炉，采用常压固定床气化法和间歇制气工艺流程。
设计采用回收吹气持有热和上行煤气显热的半水煤气工艺流程，间歇式气化时，自上一次开始送入空气至下一次再送入空气止，称为一个工作循环。每个工艺流程气化过程包括吹风阶段、上吹制气阶段、下吹制气阶段、二次吹气阶段、吹净阶段5个阶段的工作循环。工艺过程为：将蒸汽和空气一起吹入煤气发生炉中，在送风阶段，将空气通过燃料层以提高床层温度；在制气阶段，将空气与水蒸气通过高温燃料层而制得半水煤气。这种煤气在除去氧、一氧化碳、二氧化碳、硫化物等杂质后，其氢与氮的组成为3∶1的半水煤气，作为合成氨的原料气。
设计中以100kg入炉燃料为基准，通过物料、热量衡算计算出各个阶段吹风气消耗量和半水煤气产量。并对附属设备进行选型
本设计采用固定层间歇气化法最大的优点是克服了其他造气方法设备庞大，耗氧量多的缺点，吹气持有热和上行煤气显热的回收利用符合我国节约能源的方针，同时也能大大提高企业效益。但本设计也存在不足之处，如由于生产时间歇的，生产强度较低，造气系统的热能回收较大等问题。综合来看，本方法还是利大于敝，在短期内，尤其在像中国煤炭资源分布较广泛的国家，固定床间歇气化法依然是国内氮肥企业合成氨造气工段常用方法。
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Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计
Process design of Φ 3600 mm gas occurrence furnace
system
目录
摘要 ................................................................................................................................................. I Abstract ......................................................................................................................................... II
第一章 常压固定床间歇气化法 .......................................................................................... 1
1.1煤气化工艺发展史 ............................................................................................................ 1
1.2气化方法的选择 ................................................................................................................ 1
1.3固定床反应器分类和特点 ................................................................................................ 2
1.4煤气化反应炉 .................................................................................................................... 2
1.5常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程 ........................................................ 3
1.6煤气发生炉内的气化反应过程 ........................................................................................ 4
1.7固定床煤气炉气化原理 .................................................................................................... 6
第二章 工艺流程 ...................................................................................................................... 8
2.1工艺流程的选择 ................................................................................................................ 8
2.2工艺流程 ............................................................................................................................ 8
2.3间歇式气化的工作循环 .................................................................................................... 8
2.4气化过程的主要操作条件和方法: ................................................................................... 9
第三章 工艺计算 .................................................................................................................... 12 3.1煤气发生炉的物料衡算 .................................................................................................. 12
3.2吹风阶段的计算 .............................................................................................................. 14
3.3制气阶段的计算 .............................................................................................................. 16
3.3.1物料衡算 ....................................................................................................................... 16
3.3.2热量衡算 ....................................................................................................................... 19
3.4总过程计算 ...................................................................................................................... 20
3.4.1物料衡算 ....................................................................................................................... 21
3.4.2热量衡算 ....................................................................................................................... 23
3.5配气计算 .......................................................................................................................... 24
3.6消耗定额 .......................................................................................................................... 24
3.7吹净时间核算 .................................................................................................................. 24
3.8煤气炉工艺指标 .............................................................................................................. 25
第四章 附属设备的选型 ...................................................................................................... 27
4.1煤气鼓风机的选型 .......................................................................................................... 27
4.2旋风除尘器 ...................................................................................................................... 28
4.2.1旋风除尘器的工作原理 ............................................................................................... 28
4.2.2旋风除尘器的分离原理 ............................................................................................... 29
4.2.3旋风除尘器选择要求 ................................................................................................... 30
4.3燃烧装置的选择 .............................................................................................................. 30 结论 .............................................................................................................................................. 32 致谢 .............................................................................................................. 错误！未定义书签。 参考文献 .................................................................................................................................... 33 附录A ......................................................................................................................................... 34 附录B ......................................................................................................................................... 35
Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计
摘要： 按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。本设计采用常压固定床间歇制气法，生产合成氨的原料半水煤气。常压固定床间歇制造半水煤气，首先使得空气通过燃料层，碳与氧发生放热反应以提高温度。随后使蒸汽和空气混合通过燃料层，碳与蒸汽和氧气发生吸热和放热的混合反应以生成半水煤气。本设计中我们选取UGI半水煤气炉作为反应炉，原料选取无烟煤。
本设计中采用回收吹气持有热和上行煤气显热的半水煤气工艺流程，这样可以回收利用大部分的废热，可收到良好的经济效益。生产过程中采用“三高一短”的操作方法，提高气化效率和产气量。整个工艺流程气化过程包含5个阶段，5个阶段共同组成了一个工作循环。
设计过程中对吹风、制气阶段进行物料衡算、热量衡算，同时对吹风效率、吹净时间核算以及各个阶段产气量进行计算。
关键词：半水煤气；常压固定床；煤气化发生炉；工艺流程；衡算
Process design of Φ 3600 mm gas occurrence furnace system Abstract：According to the movement of coal in the gasifier, gasification method can be divided into three categories, namely the fixed bed gasification, fluidized bed gasification process and entrained flow gasification method. This design uses the atmospheric fixed bed intermittent gas preparation method, the raw material semi water gas production of synthetic ammonia. The atmospheric fixed bed intermittent manufacturing semi water gas, first makes the air through the fuel layer, carbon and oxygen exothermic reaction to raise the temperature. Then the steam and air mixture through the fuel layer, the mixed reaction of carbon with steam and oxygen to generate heat absorption and release of semi water gas. In this design, we choose the UGI semi water gas furnace as the reaction furnace,the selection of raw materials of anthracite.
Using semi water gas process for recovering blowing hold and upstream gas sensible heat in this design, so most of the waste heat can be recycled, can get good economic benefit. In the production process using a "three high and one short" method of operation, improve the gasification efficiency and gas production. The whole process of gasification process consists of 5 stages, 5 stages together form a cycle of work process.
For material balance, heat balance calculation of gas preparation stage in the design process, the blowing efficiency, blowing time accounting and the various stages of production are calculated.
Keywords: semi water gas; Atmospheric fixed bed; gasification furnace; process; balance
第一章 常压固定床间歇气化法
1.1煤气化工艺发展史
煤气化工艺最早发展的是干煤粉气化工艺，干煤粉气化工艺的前身是常压K2T炉,起源于德国Koppers公司(1938年),K2T炉最大单炉投煤量为500t/d ,主要用于生产合成氨。随着技术进步,常压K2炉逐步被加压操作的干粉炉所取代。1978年在德国汉堡附近建成第一座干煤粉加压气化中试装置。德国Krupp-Koppers公司在K2T炉基础上开发出PRENFLO干煤粉气化工艺。TPRI于1997年建成了国内第1套干煤粉加压气化特性试验装置。美国Texaco公司开发的水煤浆气化工艺。目前世界上先进的洁净煤气化工艺首推Texaco、Destec、Shell和Prenflo。这4种煤气化工艺的单台气化炉投煤量都达到了2000～2500t/d等级, 都进行了250～300MW等级的整体化联合循环发电(IGCC)示范,气化炉都采用加压纯氧(体积分数为95 %)气流床气化工艺[1-5]。
我国煤气化技术的发展起步较晚, 以固定床(UGI炉)间歇气化制水煤气和常压发生炉煤气为主, 至今占合成氨总生产能力70%以上。作为工业燃料煤气供气单元，常压固定床煤气发生炉应用最为广泛，该炉型全国应用量达数千台套，按其结构形式一般分为一段炉、两段炉和干馏炉，它们分别适用于不同的气化煤种。发生炉最常用的气化煤种为弱黏结性烟煤和无烟煤，其煤气热值一般为5225～6690 kJ/Nm 。在原温克勒气化炉基础上改造而成的恩德气化炉，是国内应用较早且相对比较成熟的粉煤常压流化床气化技术，恩德气化炉曾在我国多个化肥厂应用，用于生产合成气，作为燃料供气单元也有应用[6-8]。
1.2气化方法的选择
煤的气化过程是一个热化学过程。它是以煤或煤焦（半焦）为原料，以氧气（空气、富氧或纯氧）、水蒸气或氢气等作为气化剂（或称气化介质），在高温条件下通过化学反应将煤或煤焦中的可燃部分转化为气体的过程。气化时所得的气体称为煤气，其有效成分包括一氧化碳、氢气和甲烷等。煤气化包括煤的热解、气化和燃烧三部分。煤气化时，必须具备的三个条件，即：气化炉、气化剂、供给热量，三者缺一不可[9]。
按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即：固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。固定床气化以块煤为原料，煤由气化炉顶部间歇加入，气化剂由炉底送入，气化剂与煤逆流接触，气化过程进行得很完全，灰渣中残碳少，产物气体的显热中的相当部分供给煤气化前的干燥和干馏，煤气出口温度低，而且灰渣的显热又预热了入
炉的气化剂，因此气化剂效率高[10]。
本设计采用常压固定床间歇气化技术，将蒸汽和富氧空气按1:1的比例一起吹入煤气发生炉中与赤热的无烟煤作用生成半水煤气。固定床气化法其煤气发生炉的排渣和加料不是连续的，而是间断的排渣和加料，其致密的煤层在气化过程中是静止不动的，随着气化反应的进行，以温度划分的各区域将逐渐上移，必须经过间歇排渣和加炭后各区域才恢复到原来的位置[11]。
1.3固定床反应器分类和特点
固定床反应器有三种基本形式：轴向绝热式固定床反应器、流体沿轴向自上而下流经床层、床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器：流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。列管式固定床反应器：由多根反应管并联构成，管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在25～50mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器,反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。
固定床反应器的优点是：①返混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性。②催化剂机械损耗小。③结构简单。固定床反应器的缺点是：①传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）。②操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。
1.4煤气化反应炉
目前，国内普遍使用的有3M-13型(即3A-13型)、3M-21型(即3A-21型)、W-G、UGI及两段式气化炉。发生炉一般有炉径1000mm、1500mm、2000mm、3000mm等规格，水煤气炉一般有炉径1980mm、2260mm、2740mm、3000mm、3600mm等。
本设计采用Φ3600UGI水煤气炉作为固定床反应器，水煤气发生炉的结构大致分为五个部分，起各部分的作用分叙如下：
（1）炉体
炉壳由钢板焊制，上部衬有耐火砖和保温砖硅藻砖，使炉壳免受高温的损害。外面包有石棉制品隔热保温衬铸刚护圈，内部衬有耐火砖和隔热层。
（2）夹套锅炉
夹套锅炉传热面积约为19m2。外壁包有石棉制品隔热保温层，防止热量损失，夹套锅炉的作用主要是降低氧化层温度，以防止熔渣粘壁并副产蒸汽，夹套锅炉两侧设有探火孔，用于测量火层，了解火层分布和温度情况上部装有液位计，水位自动调节器和安全阀等附件。
（3）底盘
底盘和炉壳通过大法兰连成一体，用紫铜薄板包石棉布填料密封。底盘底部有气体中心管与吹风和下吹管线呈倒Y型连接，中心管下部装有通风阀和清理门。底盘两侧有灰斗，底盘上没有溢流排污管和水封桶，可以排泄冷凝水和油污，并防止气体外透，起安全作用。
（4）机械除灰装置
包括能够转动的灰盘和炉条及固定不动的灰犁。灰犁固定在出灰口上，利用它与旋转灰盘之间的相对运动，以减弱机械磨损。
（5）传动装置
机械除灰装置的旋转是由电机提供动力。通过减速箱蜗杆、蜗轮来完成的。传动装置附有注油器，以减弱机械磨损[12]。
1.5常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程
常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程十分复杂。就传质来讲，不仅有气相和固相各自的本体运动，还有气固相间、固相颗粒内部向颗粒外部的传质过程。就传热而言，有气固相间、气固相与炉壁间、固相不同层面之间的各种传热过程。从机理上讲，传质过程有扩散传质和对流传质，传热过程有传导、对流和辐射等方式。传热过程包括以下各个步骤：
（1） 颗粒内传导；
（2） 相接触的颗粒间传导；
（3） 颗粒间辐射；
（4） 颗粒流体间的对流；
（5） 颗粒向流体的辐射；
（6） 流体内传导；
（7） 流体内辐射；
（8） 流体混合；
（9） 颗粒炉壁间传导；
（10）颗粒炉壁间辐射；
（11）流体炉壁间对流；
（12）流体炉壁间辐射。
相对来讲，传质过程就要简单的多，其原因有以下三点：
（1）颗粒内扩散经常可以忽略；
（2）没有向炉壁的传质；
（3）没有与辐射传热相对应的传质方式。
传热与传质过程可能伴随化学反应，也可能不伴随化学反应。下面对常压固定床煤气化反应炉内部的传热与传质进行简单归纳。
气体和固体的许多特性（如热容、粘度、传质系数等）都是温度和压力的函数，当温度变化范围较小时，可以采用平均值的方式来简化传热与传质的数学模型。但在煤气化反应炉中，温度沿床层高度的变化很大，因而必须确定各种性质与温度之间的函数关系。 在简单的一维均相模型中，床层向炉壁的传热可以用总传热系数来代表。目前文献中采用的典型数值一般为15～35W/(m2·K)，即54～126kJ/(m2·h·k)。这样的数值属于强制对流范围。也有的模型采用的数值更高一些，比如后面提到的Biba模型，为217kJ/(m2·h·k)。通过炉壁的热耗主要来自气相，也就是说，由于气相在炉内的运动速率很高，故其径向有效导热系数也很高。
床层向炉壁的总传热系数可以有不同的计算方法，除了选取经验值外，还可以由计算公式得到。比如用Li和Finlayson给出的公式，或者由Hobbs等人给出的计算公式。由于煤粒在粒度和形状上的多变性，再加上床层不同高度空隙率的不同，总传热系数很难精确地求得，现有公式计算的理论值和实验值之间的偏差达到20%以内时便可以认为足够精确。
除了总传热系数以外，气相和固相之间的传热系数也是一个很重要的参数。这一系数的计算要更困难一些，炉内气固相间传热的扰动、化学反应的存在、煤粒形状的不规则都有可能带来计算结果的偏差，有时候这种偏差甚至会高达几十倍。1992年Hobbs等人在计算这一系数时进行了简化处理，假定沿整个床层的煤粒都是均一的。
1.6煤气发生炉内的气化反应过程
23～50mm粒度的块煤从炉顶部的加煤装置被送入炉内，并且自上而下地缓缓移动，
经过干燥、干馏、气化，完成全部反应过程之后，形成炉渣从炉底排出。由空气和水蒸汽所组成的气化剂，从炉底炉篦进入炉内，自下而上地逆流而上，并且均匀分布于各反应层之间，进行热交换和一系列化学反应，所产生的煤气，从顶部煤气出口排出。在炉内自上而下大致形成以下几个区段：
（1）干燥层：新加入的燃料由于下层高温燃料和炉壁的辐射热以及下面的高温气流的导热，使燃料中的水分蒸发，形成干燥层，干燥层的厚度与加入燃料的量有关。
（2）干馏层：通过气化层上升的煤气流进入干馏层。干馏层是带干馏段煤气炉极具特色的反应区段。进入干馏层内的载热气体，温度约在700℃以下。在此区段基本上不再产生上述的小分子间的气化反应，而是进行煤的低温干馏，生成热值较高的干馏煤气、低温干馏焦油和半焦（半焦中的挥发份约为7～10%），干馏煤气和雾状焦油同气化段产生的贫煤气一起从煤气炉的顶部出口引出。生成的半焦下移到气化段后进行还原与氧化反应。
（3）还原层：还原层是两段炉内碳被气化的重要场所。在该层下部，由新生成的CO2与水蒸气和N2混合而成的气流，3～6m/s的速度向上流动，与以10～40cm/s的速度向下移动的灼热的炭料接触反应。此时CO2被还原成CO，同时也有CO的析碳反应：
CO2+C→2CO-173.09kJ/mol
2CO→C+CO2+172.2kJ/mol
上述的两个反应中，CO与CO2之间的相互转变都是不完全的。两者的比例，由反应过程的温度压力以及体系内的气相组分浓度和其它宏观条件而定。上述反应，通常被称为空气煤气反应过程。
气化剂中的水蒸气，与碳质原料发生水蒸气分解反应，并有调节炉温、保护炉篦的功能：
C+H2O→CO+H2-131.0kJ/mol
C+2H2O→CO2+2H2-88.9kJ/mol
上述反应过程是吸热的。反应过程所需要的热量，是来自氧化层焦炭燃烧时所释放的热。
因此，高温状态下的氧化层，为还原层提供了热源。在还原层中由于一部分热量被消耗，使料层温度下降，即低于氧化层。还原层上部，继续进行CO2的还原反应，同时还有甲烷化反应存在，也进行CO的变换反应。这样，通过还原层的气体有CO、CO2、H2、CH4以及未被分解完的水蒸气和氮。氧化层和还原层，统称为气化层。通过氧化层和还原层所生成的煤气，称为气化煤气，因甲烷量少热值低也称为贫煤气，其中含有极少量的焦油和煤粒及灰尘。这部分高显热的气化煤气，上升到干馏层，为煤的低温干馏提供热源。
（4）氧化层：炉内气化反应过程的主要区段之一。经灰渣层预热过的气化剂，自下而上穿行，与灼热的焦炭接触反应，并放出大量的热：
C+O2→CO2+394.55kJ/mol
炉内氧化层的温度最高，通常可达到1100～1200℃。在氧化层内，气化剂中的氧迅速被消耗殆尽并生成CO2，在氧化层上端截面上，CO2的生成量达到最大值。
（5）灰渣层：处于炉篦上方，经燃烧反应所形成的灰渣层，通过与鼓进的气化剂进行热交换之后，温度有所下降，既能保护炉篦使其不被烧坏，又对气化剂起到一定的预热作用[13]。
表1.1 发生炉内情况
区域
区域名称用途及进行的过程
分配气化剂，防止炉蓖受高温的影响，
Ⅰ
灰渣层
在本区域中，借灰渣预热气化剂。
氧化层
碳被气化剂中的氧氧化成二氧化碳及
Ⅱ
（燃烧
一氧化碳并放出热量。
层）
二氧化碳还原成一氧化碳或水蒸气分
Ⅲ
还原区
解为氢，燃料依靠热的气体而被预热。 燃料依靠热气体换热进行分解，并析出下列物质：1水分；2醋酸、甲醇、
Ⅳ
干馏区
甲醛及苯酚；3树脂；4气体（CO、CO2、H2S、CH4、C2H4、氨氮和氢）。
Ⅴ
干燥区
依靠气体的显热来蒸发燃料中的水分
有时，煤气中部分一氧化碳与蒸汽
Ⅵ
自由空间
起聚积煤气的作用。
进行反应： H2O＋CO=CO2＋H2
C＋O2＋3.76N2=CO2＋3.76N2 2C＋O2＋3.76N2=2CO＋3.76N2
CO2＋C=2CO H2O＋C=CO＋H2 2H2O＋C=CO2＋2H2
化学反应 最终反应：
1.7固定床煤气炉气化原理
固体燃料用气化剂进行热加工，得到可燃性气体的过程称为固体燃料的气化，又称为造气，所得的气体统称为气化煤气，用来与燃料进行气化反应的气体称为气化剂。常压固定床煤气发生炉，一般以块状无烟煤或烟煤等为原料，用蒸汽或蒸汽与空气的混合气体作
气化剂，生产以一氧化碳和氢气为主要可燃成分的气化煤气。
固定床煤气发生炉制造燃气，首先使得富氧空气通过燃料层，碳与氧发生放热反应以提高温度。随后使蒸汽和空气混合通过燃料层，碳与蒸汽和氧气发生吸热和放热的混合反应以生成发生炉煤气。
以空气作为气化剂的气化反应:
空气从炉底经过，经灰渣层预热后到达氧化层，此时气体中的氧与炽热的碳接触，发生如下反应：
2C+O2=2CO+221.2kJ
2CO+O2=2CO2+566.0kJ
C+O2=CO2+393.8kJ
气体往上升，到还原层，气体中的CO2与碳发生化学反应：
CO2+C=2CO-172.6kJ
蒸汽为气化剂的气化反应:
水蒸汽与碳的气化反应，主要是灼热的碳将氢从其氧化物水中还原出来，在煤气生产中，通常叫作蒸汽分解。蒸汽通过高温燃料层时，最先通过的气化层称为主还原层，随后通过的气化层称为次还原层。在还原层里，主要发生如下反应： C+2H2O=CO2+2H2-90.2kJ
C+H2O=CO+H2-131.4kJ
在主还原层生成的二氧化碳，在次还原层被还原成一氧化碳： C+CO2=2CO-172.6kJ
从造气阶段的化学反应原理，希望形成有利于蒸汽分解和二氧化碳还原反应的条件，所以可以认为提高气化层的厚度和温度是有利的，适当地降低蒸汽的流速也是很有利的。在碳与蒸汽的化学反应中，增加气化层厚度、降低气流速度等措施，可使得反应速度加快，又能使得一氧化碳的含量增加，提高蒸汽分解率[14-16]。
第二章 工艺流程
2.1工艺流程的选择
间歇法生产水煤气的过程中，大量吹风气持有热和上下行煤气的显热若不回收利用，将会大大降低气化热效率。根据水煤气生产工艺流程中废热利用的程度，可分为五类：不回收废热的流程、只利用吹气持有热的流程、利用吹气持有热和上行煤气显热的流程、完全利用吹风气所持有热及上下行煤气显热的流程、增热水煤气流程[17-19]。
考虑到本设计中半水煤气的产量和用途，我们选用利用吹气持有热和上行煤气显热的流程。
2.2工艺流程
如图2.1所示：空气经鼓风机从炉底进入煤气炉，煤由炉顶送入煤气炉内，在炉内进行气化反应，所得工艺气体一部分送入除尘器除尘，继而将高温产品经蒸汽过热器回收废热，另一部分直接进入泡包，进入泡包的产品一部分进入混合器中，在此与空气、氮气和水蒸汽混合并再次进入气化炉中，根据不同阶段对原料气的选择关闭或开启相应的阀门如图2.1所示，生成半水煤气经除尘器送入气柜。另一部分直接返回至气化炉中在生产。
图2.1 常压固定床半水煤气间歇工艺流程简图
1—鼓风机 2—煤气发生炉 3—除尘器 4—汽包 5—混合器 6—蒸汽过热器
2.3间歇式气化的工作循环
常压固定床法制半水煤气其工艺流程气化过程分别叙述如下：
（1）吹风阶段 打开阀门1、4、5其他阀门关闭。来自鼓风机的加压空气送入煤气发
生炉底部，经与燃料层燃烧放出大量的热量储存于炭层内，生成吹风气由炉顶出，经除尘器除去灰尘后，水受热蒸汽产生的低压蒸汽经气包蒸汽管道可供本炉制气用。
（2）上吹制气阶段 打开阀门1、2、4、6其他阀门关闭。蒸汽与加氮空气一起自炉底送入，经与灼热的燃烧层反应后，气体层上移，炉温下降，生成半水煤气由炉顶引出除去带出灰尘。
（3）下吹制气阶段 打开阀门3、6、7其他阀门关闭。蒸汽自炉顶送入，经灼热的气化层反应，气化层下移，炉温继续下降，生成的水煤气由炉底引出，经除尘后引出至气柜。 （4）二次吹气阶段 打开阀门2、4、6其他阀门关闭。基本同一次上吹制气阶段，但不加入氮空气，其目的在于置换下部及管道中残存的煤气，防止爆炸现象。
（5）吹净阶段 打开阀门1、4、6其他阀门关闭。其工艺流程同上吹制气阶段，但不用蒸汽而改用空气，以回收系统中的煤气至气柜。
以上5个阶段的工作循环，由液压或气压两种形式自动机控制，目前正在发展成微型程序制代替自动机控制。
间歇式制气工作循环各阶段气体的流向如图2.2所示。
图2.2 间歇制半水煤气各阶段气体流向图
2.4气化过程的主要操作条件和方法
气化过程的主要操作条件有: （1）温度
燃料层温度沿着炉的轴向而变化，以氧化层温度最高。操作温度指氧化层温度，简称炉温。炉温高，对碳与水蒸气之间的反应有利，即制气时蒸汽分解率高，则生成煤气中CO与H2的含量高，且高温下反应速率加快。总的表现为蒸汽分解率高，煤气产量高，质量好。但炉温是由吹风阶段确定的，高炉温将导致放空的吹风气中CO含量高。为解决这一矛盾，通常采用加大风速的方法，使生成CO的反应进行不完全，从而降低吹风气中的CO含量。
在上述前提下，以略低于燃料灰熔点的温度作为炉温，做到既保持炉内不结疤，又有较高的煤气产量及质量。一般炉温维持在1100～1200℃。 （2）循环时间及其分配
每一工作循环所需的时间，称为循环时间。一般说来，循环时间长，气化层温度与煤气的产量、质量的波动就大；循环时间短，则阀门开关占有的时间相对加长，气化炉的气化强度就会降低，且因阀门开关过于频繁而容易损坏。根据制气过程的自控水平及维持炉内工况稳定的原则，通常循环时间等于或略少于3分钟。循环时间一经确定基本不作调整，但可改变工作循环中各阶段的时间分配，来改善气化炉的工况。根据不同煤种及操作状况，气化炉循环时间分配可稍作调整。
（3）气体成分
主要调节半水煤气中CO2、H2与氮气的比值。方法是改变加氮空气或调整空气吹净时间。此外，在生产中还应经常注意保持半水煤气中的氧含量(≤0.5%)，否则将造成后续工序操作的困难。氧含量过高，还有爆炸的危险[20]。
在水煤气的生产过程中，为了提高气化效率和制气强度，改善水煤气质量，采用高炉温、高风速、高料层、短循环（简称三高一短）的操作方法。
1、高炉温
高炉温是指气化层维持较高的温度，提高炉温可加速气化反应。但是，料层温度的提高受到灰熔点的限制，以维持稍低或者接近于灰熔点为宜，否则灰渣会熔融结块，恶化操作条件甚至造成停炉事故。
2、高风速
高风速就是增大单位时间内的吹风量，这可由增大鼓风强度、缩短吹风时间得以实现。提高风俗具有如下优点：
（1）可以加快空气中氧向原料表面的扩散，加快碳的燃烧速度，增加热量在料层中的积蓄；
（2）可以缩短CO2 高温料层的接触时间，降低了吹风气中CO的含量，从而减少CO的潜热损失，降低了原料的消耗；
（3）可以缩短吹风时间，相对增加制气时间，提高了设备的有效利用率。当然，风速也不能过高，否则将导致颅内带储物的增多。
3、高料层
控制适宜的料层厚度，有利于炉内料层各层高度的相对稳定，增加水蒸汽与原料的接
触时间，提高水蒸汽分解率和煤气质量。
料层过高，会使预热层过厚，造成炉内上部料层温度很低，几乎不发生任何变化，反而会增加炉内阻力，对制气不利。
料层过低时，高风速会吹翻料层，而影响气化炉的正常运转。
料层的高低还与灰层有关，对灰分含量较高的煤种在高温条件下操作时，应选用薄灰层为宜。薄灰层可减少灰层阻力，有利于风速提高。
一般料层高度在1.8m左右。当煤粒度较小时，热交换效率提高，可以适当降低料层高度。
4、短循环时间
较短的循环时间对水煤气生产是有利的，但循环时间与原料反应活性密切相关。对反
应活性较高的原料，可选用较短的循环时间，对反应活性较低的原料，则应采用稍长的循环时间[21-22]。
第三章 工艺计算
以100kg入炉燃料为基准对制气阶段进行物料衡算、热量衡算，同时对吹风效率、吹净时间核算以及各个阶段产气量进行计算。
3.1煤气发生炉的物料衡算
已知条件的确定:
表3.1 入炉煤组成，重量%
C 78.13
H 1.32
O 0.43
N 0.77
S 0.51
A 13.24
W 5.6
合计 100
燃烧热值 28476kJ/㎏ 1.吹风气组成，体积%
表3.2 吹风气组成， 体积%
CO2 16.55
O2 0.35
CO 6.56
H2 3.34
CH4 0.76
N2 72.45
合计 100
H2S 0.85g/Nm3
2.半水煤气真正组成，体积%
表3.3 半水煤气组成， 体积%
CO2 7.5
O2 0.20
CO 32.10
H2 44
CH4 0.54
N2 16.66
合计 100
H2S 1.45g/Nm3
3.各物料进出炉的温度
空气25℃；相对湿度80%，空气含水汽量0.0213kg（水汽）/kg（干汽）； 吹风气，上行煤气流600℃；下吹煤气200℃；灰渣200℃； 上行蒸汽120℃；饱和蒸汽的焓2730kJ/kg； 下吹蒸汽550℃；过热蒸汽的焓3595kJ/kg； 4.生产循环时间%，时间（S）
表3.4 生产循环时间
吹风 26 46.8s
上吹 26 46.8s
下吹 36 64.8s
二次上吹
8 14.4s
吹净 4 7.2s
合计 100 180s
5.计算基准：100kg入炉燃料
6.带出物数量及其组分
带出物数量：2kg绝对干料 带出物组分及各组分重量
表3.5 带出物数量及其组分
元素 C H O N S 灰分 合计
组成，重量%
82.5. 1.66 0.47 0.80 0.57 14.00 100
各组分重量，kg 2×0.8250=1.65 2×0.0166=0.03 2×0.0047=0.01 2×0.008=0.02 2×0.0057=0.01 2×0.14=0.28
2
带出物热值30030kJ/㎏ 7.灰渣组成及其各组分重量 灰渣组成。重量%
C S 灰分 14.60 0.3
85.2
合计 100
灰渣重量（按灰分平衡计算），kg （13.24-0.28）÷0.852=15.2 灰渣各组分重量，kg C 15.2×0.146=2.2 S 15.2×0.003=0.05 灰分 15.2×0.852=12.95 合计：15.2
8.燃料气化后转入煤气中的元素量，kg C 78.13－（1.65＋2.20）=74.28 H 1.32＋（5.6×2）/18－0.03=1.91 O 0.43＋（5.6×16）/18－0.01=5.40 N 0.77－0.02=0.75
S 0.51－（0.01＋0.05）=0.45
合计：82.8
计算误差=[100－（82.8＋15.2＋2）]/100×100%=0%
3.2吹风阶段的计算
物料衡算：1. 每Nm3吹风气中含有的元素量，kg C [12×（0.1655＋0.0656＋0.0076）]/22.4=0.128 H [2×（0.0334＋0.0076×2）]/22.4＋0.00085×2/34=0.00438 O [32×（0.0035＋0.1655＋0.0656×0.5）]/22.4=0.288 N 28/22.4×0.7245=0.906 S 0.00085×32/34=0.0008
2. 由碳平衡计算吹风气量：74.28/0.128=580Nm3
3. 由氮平衡计算空气用量：[580×0.906－（0.77－0.02）]/（0.79×28/22.4）=530m3 空气带入水汽量 ： 530×1.293×0.0213=14.6（1.293为空气密度） 4. 氢平衡（以kg计）
进项：
a.燃料带入氢量： 1.91
b．空气中水蒸汽带入氢量：14.6×2/18=1.62 合计： 3.53 出项：
a.吹风气中含氢量：580×0.00438=2.54 b.吹风气中水汽含量：3.53－2.54=0.99 合计：3.53
吹风气中水汽含量：0.99×18/2=8.91
每标准m3吹风气中水汽含量：8.91/580=0.0154 5．氧平衡（以kg计） 进项：
a.燃料带入氧量； 空气中氧量： 5.40 b.空气中含氧量： 530×0.21×32/22.4=159 c.空气中水汽含氧量： 14.6×16/18=12.98 d.合计： 177.38 出项：
a.吹风气中氧量：580×0.288=167.04 b.吹风气中水汽含氧量：8.91×16/18=7.92 c.合计：174.96
误差：（177.38－174.96）/177.38×100%=1.36% 6．硫平衡（以kg计） 进项：燃料带入硫量：0.45
出项：吹风气中含硫量：580×0.0008=0.46 误差：（0.45－0.46）/0.45×100%=2.2% 热量衡算：1. 进项（以kJ计） （1）燃料热值：100×28476=2847600
（2）燃料显热：100×25×1.05=2625（1.05为燃料的比热） （3）干空气显热：530×25×1.30=17225（1.30为空气的比热） （4）空气中水汽的焓：14.6×2562.84=37418 合计：2904868 2. 出项（以kJ计）
（1）吹风气热值：580×1180.78=684852
1 m3吹风气热值为：12810×0.0334＋12684×0.0656＋39984×0.0076=1180.78 （2） 干吹风气显热：580×1.408×600=489984
0.1655×2.066＋0.0035×1.420＋0.0656×1.360＋0.0334×1.302＋0.0076×2.255＋0.7245×1.352
=1.408kJ/ m3℃
（3）吹风气中水汽的焓：8.91×3696=32931（32931为600℃时过热蒸汽的焓） （4）带出物热值：30030×2=60060 28164.6/（1－0.056）=29835.38
（5）带出物显热：2×1.05×600=1260（1.05为燃料的比热）
（6）灰渣中可燃物热值：34020×220＋10500×0.05=75369 （34020，10500分别为碳和硫的发热值）
（7）灰渣显热：15.2×0.94×200=2858 （0.94为灰渣的比热） （8）热损失（取燃料发热量的8%） 2847600×0.08=227808
（1）～（8）合计：1575121
（9）积蓄在煤层中的热量：2904868－1575121=1329747 3．吹风效率：1329747/2847600×100%=46.6% 热量平衡表：
表3.6 热量平衡表（kJ）
进项
燃料热值 2847600 燃料显热 2625 干空气显热 17225 空气中水汽的焓 37418
合计 2904868
出项
吹风气热值 684852 干吹风气显热 489984 吹风气中水汽的焓32931 带出物热值 60060 带出物显热 12600 灰渣中可燃物热值 75369
灰渣显热 2858 热损失 227808 积蓄在煤层中的热量 132974
合计 2904868
3.3制气阶段的计算（以100kg入炉燃料为基准）
3.3.1物料衡算
1.每Nm3半水煤气中含有的元素量，kg
C=12/22.4×（0.075＋0.321＋0.0054）=0.215 H=2/22.4×（0.43＋2×0.005）＋2/34×0.00145=0.0390 O=32/22.4×（0.002＋0.075＋0.321×0.5）=0.340 N=28/22.4×0.1666=0.2083 S=32/34×0.00145=0.00136 2.由碳平衡计算半水煤气产量： 74.28/0.215=344N m3 3.由氮平衡计算氮空气用量：
（344×0.2083－0.75）/（0.79×28/22.4）=72N m3 氮空气中含水汽量：
72×1.293×0.0213=1.982 4.氢平衡 已知和假设数据
上行半水煤气产量为XNm3
上行半水煤气中含水蒸汽量为0.25kg/N m3 上、下吹蒸汽用量相等各为Wkg 下行半水煤气产量为（344－X）Nm3 下行半水煤气中含水蒸汽量为0.42kg/ Nm3
为方便计算，假设上、下吹气体成分相同，上、下吹氮空气作为均匀加入计。 上行制气阶段氢平衡（以kg计） 进项：
（a）燃料带入氢量： 1.91×X/344=0.00555 水蒸汽带入氢量： W×2/18=W/9
（b）氮空气中水蒸汽含氢量： 1.982×2/18×X/344=0.00064X 合计： W/9＋0.0062X 出项：
（1）半水煤气中氢量：0.0390X
（2）半水煤气中水汽含氢量：（0.25×2/18）X=0.0278X 合计：0.067X
平衡：W/9＋0.0062X=0.067X
W=0.556X （3-1） 下行制气阶段氢平衡（以kg计） 进项：
（1）燃料带入氢量 1.91－0.00555X （2）蒸汽带入氢量 W×2/18=W/9
（3）氮空气中水汽含氢量：1.982×2/18－0.00064X=0.22－0.00064X 合计：W/9＋2.13-0.0062X
出项：
a．半水煤气中氢量
（344－X）×0.0390=13.42－0.0390X b.半水煤气中水汽含氢量
（0.42×2/18）×（344－X）=16.05－0.047X 合计：29.47－0.086X
平衡：W/9＋2.13－0.0062X=29.47－0.086X
W=246－0.78X 解方程（3-1）和（3-2）得： X=184 W=102.4 由此得：
上行半水煤气产量：184N m3
上行半水煤气产量占总产量的百分数：184/344×100%=53.4% 下行半水煤气产量：344－184=160
下行半水煤气产量占总产量的百分数：160/344×100%=46.6% 上行半水煤气中水蒸汽量0.25×184=46kg 下行半水煤气中水蒸汽汽量：0.42×160=67.2 46＋67.2=113.2
蒸汽总耗量：102.4×2=204.8kg
上吹蒸汽分解率： （102.4－46）/102.4×100%=55.08% 下吹蒸汽分解率： （102.4－67.2）/102.4×100%=34.38% 平均蒸汽分解率： [204.8－（46＋67.2）]/204.8×100%=44.73% 5.氧平衡（以kg计） 进项：
（1）燃料中带入氧量：5.40
（2）蒸汽带入氧量：204.8×16/18=182.04 （3）氮空气中氧含量：72×0.21×32/22.4=21.6 （4）氮空气中水汽含氧量：1.982×16/18=1.76
合计：210.80 出项：
3-2）（
（1）半水煤气中氧量：344×0.34=118.96
（2）半水煤气中水汽含氧量：（67.2＋46）×16/18=100.62 合计 211.42
误差：（211.42－210.80）/210.80×100%=0.29% 6．硫平衡（以kg计） 进项：
燃料带入硫量：0.45 合计0.45 出项：
半水煤气中含硫量：344×0.00136=0.47 3.3.2热量衡算
1. 进项（以kJ计）：
(1) 燃料热值：100×28476=2847600 (2) 燃料显热：100×25×1.05=2625
(3)蒸汽的焓：102.4×2730＋102.4×3595=647680
（2730 、 3595分别为上行蒸汽和下行蒸汽的焓） (4)干氮空气显热：72×25×1.30=2344（1.30为空气的比热） (5)氮空气中水汽的焓：1.982×2564=5081 （2564为水蒸汽的焓） 合计：3505330 2.出项：
（1）半水煤气热值：344×9795.77=3369746
1标准m3半水煤气热值为：12810×0.43＋12684×0.321＋39984×0.0054=9795.77 （2）干半水煤气的显热：184×1.223×600＋160×1.346×200=178091 上行半水煤气比热：
0.075×2.06＋0.002×1.42＋0.321×1.36＋0.43×1.31＋0.0054×2.26＋0.1666×1.35=1.223kJ/m3℃
下行半水煤气比热：
0.075×1.81＋0.002×1.34＋0.321×1.31＋0.43×1.30＋0.0054×1.76＋0.1666×1.31=1.346kJ/m3℃
（1）半水煤气中水汽的焓：46×3696＋67.2×2890=364224 （3696 2890分别 600 ℃和200 ℃蒸汽的焓）
（2）带出物热值：30030×2=60060
（3）带出物显热：600×1.05×2=1260 （1.05为带出物的比热）
（4）灰渣中可燃物热值：34020×2.20＋10500×0.05=75369 （34020、10500分别为碳和硫的热值）
（5）灰渣显热：15.2×0.97×200=28488 （0.97为灰渣的比热） （6）热损失（取燃料发热值的8%）2847600×0.08=227808 合计：4305044
3.需从煤层中吸取的热量（kJ）
4305044－3505330=799714 4.制气效率：
3505330/（2847600＋799714＋647680）×100%=81.6% 5.热量平衡表
表3.7 热量平衡表（kJ）
进项
燃料热值 2847600 燃料显热 2625 蒸汽的焓 647680 干氮空气显热 2344 氮空气中水汽的焓 5081 从煤层中吸取热量799714
合计 4305044
出项
半水煤气热值 3369746 干半水煤气显热 179159 半水煤气中水汽的焓 364224
带出物热值 60060 带出物显热 1260 灰渣中可燃物热值 75369
灰渣显热 28488 热损失 227808 合计 4305044
3.4总过程计算
燃料使用分配 设100kg燃料用于制半水煤气为Xkg 根据热量平衡得：799714X=（100－X）×132974 X=62.4
每100kg燃料用于制半水煤气为62.4%，用于制吹风气未37.6% 每100kg燃料的生产指标 吹风气产量：
580×0.376=218N m3
半水煤气产量： 344×0.624=214.6N m3 氮空气消耗量：
72×0.624=44.9 蒸汽消耗量：
204.8×0.624=127.8 吹风时空气消耗量：
530×0.376=199 总过程效率：
（214.6×9795.77）/（2847600＋647680×0.624）×100%=64.6% 3.4.1物料衡算（kg）
1.碳平衡
进项：燃料中碳含量：74028 合计：74.28 出项：
（1）半水煤气中碳含量：214.6×0.215=46.14 （2）吹风气中碳含量：218×0.128=27.90 合计：74.04
误差：（74.28－74.04）/74.28×100%=0.32% 2.氢平衡 进项：
（1）燃料中氢含量：1.91
（2）空气中水汽含氢量：199×1.293×0.0213×2/18=0.61 （3）氮空气中水汽含氢量：44.9×1.293×0.0213×2/18=0.14 （4）蒸汽含氢量：127.8×2/18=14.2 合计：16.86 出项：
（1）半水煤气中氢含量：214.6×0.0390=8.37
（2）半水煤气中水气含氢量：214.6×113.2/344×2/18=7.85 （3）吹风气中含氢量：218×0.00438=0.95
（4）吹风气中水汽含氢量：218×0.0154×2/18=0.37 合计：17.54
误差：（17.54－16.86）16.86×100%=4% 3.氧平衡 进项：
（1）燃料中氧含量5.40
（2）空气中氧含量：199×0.21×32/22.4=59.7 （3）蒸汽中含氧量：127.8×16/18=113.6 （4）空气中水汽含氧量：199×0.21×32/22.4=4.87
（5）氮空气中水汽含氧量：44.9×1.293×0.0213×16/18=1.10 （6）氮空气中氧量：44.9×0.21×32/22.4=13.47 合计： 198.14 出项：
（1）半水煤气中氧含量：214.6×0.340=72.96
（2）半水煤气中水汽含氧量：214.6×113.2/344×16/18=62.77 （3）吹风气中氧含量：218×0.288=62.78
（4）吹风气中水汽含氧量：218×0.0154×16/18=2.98 合计：201.49
误差：（201.49-198.14）/198.14×100%=1.6% 4.氮平衡 进项：
（1）燃料中氮含量：0.75
（2）空气中氮含量：199×0.79×28/22.4=196.51 （3）氮空气中氮含量：44.9×0.79×28/22.4=44.34 合计： 241.60 出项：
（1）半水煤气中氮含量：214.6×0.2083=44.70 （2）吹风气中氮含量：218×0.905=197.50 合计：242.2
误差：（242.2－241.60）/242.2×100%=0.2%
5.硫平衡 进项：
（1）燃料中硫含量：0.45 出项：
（1）吹风气中硫含量：218×0.0008=0.1744 （2）半水煤气中硫含量：214.6×0.00136=0.2918 合计：0.46
误差：（0.46－0.45）/0.46×100%=2.1% 3.4.2热量衡算（kJ）
进项：
（1）燃料热值：2847600
（2）燃料显热：100×25×1.05=2756 （3）干空气显热：199×25×1.30=6467
（4）空气中水汽的焓：199×1.293×0.0213×2564=14052.4 （5）干氮空气显热：44.9×25×1.30=1459.25
（6）氮空气中水汽的焓：44.9×1.293×0.0213×2564=3170.6 （7）蒸汽的焓：127.8×0.5×2730＋127.8×0.5×3595=4041675 合计：3279673.25 进项：
（1）吹风气热值：218×1180.78=257410.04 （2）干吹风气显热：218×1.408×600=184166.4 （3）吹风气中水汽的焓：218×0.0154×32931=110555.95 （4）半水煤气热值：214.6×9795.77=2102172.24
（5）干半水煤气显热：214.6×0.534×1.223×600＋214.6×0.466×1.346×200=111011.81 （6）半水煤气中水汽的焓：214.6×0.534×0.25×3696＋214.6×0.466×0.42×2890=227271.5 （7）带出物热值：30030×2=60060 （8）带出物显热：600×1.05×2=1260
（9）灰渣中可燃物热值：34020×2.2＋10500×0.05=75369 （10）灰渣显热：15.2×0.98×200=2858
（11）热损（取燃料发热的8%）2847600×0.08=227808
合计：3359942.94
误差：（3359942.94－3279673.25）/3359942.94×100%=2.3%
3.5配气计算
配气量计算：
半水煤气中（CO＋H2）：N2取3.1：1 吹风气中CO＋H2=6.56＋3.34=9.90 N2=72.45
半水煤气中CO＋H2=32.1＋43 N2=16.66
设每标准水煤气中配入吹风气量为XNm3 9.90X＋75.1=3.1×（16.66＋72.5X） X=0.1092
100千克燃料制气时半水煤气产量为214.6Nm3 需配入吹风气量为：214.6×0.1092=23.43
100千克燃料实际可制得半水煤气量为：214.6＋23.43=238
实际半水煤气组成体积% ： CO2=(0.075＋0.1655×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=8.38% O2 =(0.002＋0.0035×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=0.21% CO=(0.321＋0.0656×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=29.58% H2=(0.43＋0.0334×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=39.10% CH4=(0.0054＋0.0076×0.1092)/(1＋0.1092)×100%=0.56% N2=(0.1666＋0.7245×0.1092)/(1＋0.1092)=22.15%
3.6消耗定额
每吨氨耗半水煤气3300Nm3
(1)燃料：3300/238×100=1387kg 折合含碳85%的燃料为：1275kg
（2）蒸汽：3300/238×127.8=1772kg
3.7吹净时间核算
配入半水煤气中的吃风气量：23.43Nm3
配入半水煤气中的吹风气量占总吹风气量的百分数：23.43/218×100%=10.74%
吹净时的风量为吹风时的70%，吹净气量占吹风气总量的百分数： （4×0.7）/（26+4×0.7）×100%=10.27%
二者接近，所以每循环吹净时所回收的气量即为配入半水煤气中的吃风气量，吹净百分比合用，所以已定循环时间百分比基本适用。
3.8煤气炉工艺指标
Φ3600UGI煤气发生炉每台每小时产水煤气10000Nm3。 已知条件：1.循环周期及各阶段时间分配
表3.8 循环周期及各阶段时间分配
程序 % S
吹风 26 46.8
上吹 26 46.8
下吹 36 64.8
二次上吹
8 14.4
吹净 4 7.2
合计 100 180
2.根据计算所得：
生产量（Nm3）：吹风气产量：218 半水煤气产量：238 加氮水煤气：214.6 消耗量：空气消耗：199 蒸汽量：127.8
3.每个循环平均产气量：10000×3/60=500Nm3
（1）吹风空气流量（吹净时风量为吹风量的70%左右） 500/238×199×3600/（46.8＋7.2×0.7）=29032.4m3（干）/h （2）水蒸汽流量：
上吹（包括二次上吹）：
500/238×127.8×3600×0.5/（46.8＋14.4）=7896kg/h 下吹：
500/238×127.8×0.5×3600/64.8=7457.3 （3）吹风起流量
500/238×218×3600/（46.8＋7.2×0.7）=31804 （4）上行煤气流量
500/238×214.6×0.534×3600/（46.8＋14.4）=14161.6Nm3/h （5）下行煤气流量
500/238×214.6×0.466×3600/64.8=11671.7Nm3/h
表3.9 Φ3600UGI型煤气发生炉的工艺指标
名称
生产能力
燃料消耗量
炉体内径
灰盘转速
炉灰盘传动电动机
炉灰盘传动减速机
夹套锅炉蒸汽压力
炉膛高度
有效容积
煤气出口内径 指标 9000～10000米3/时 3.5～4.8吨/小时 Φ3600毫米 0～1410转/分钟 J02-41-4.4千瓦 PM350-IV-2g 4～060千帕（表压） 5600毫米 20米3 Φ1000毫米
第四章 附属设备的选型
4.1煤气鼓风机的选型
煤气鼓风机是输送煤气的重要设备。鼓风机的操作是否稳定，调节是否灵活，是否高效节能，是否能适合煤气量的周期性波动，并可实现鼓风机前吸煤气管道压力自动调节，对于煤气净化系统的稳定生产至关重要。煤气鼓风机的选择应遵循国家相关的节能减排和循环经济政策，选择性价比高的技术和设备，以达到技术先进、节能降耗、清洁生产的目的[23]。
半水煤气的特点是密度小、难压缩、易燃、易爆、流量变动频繁、含有焦油等杂质，并有一定的腐蚀性。根据煤气的上述特点，煤气鼓风机叶轮的设计采用了不同的气体动力学方法与制造方式。根据叶轮的不同可分为：
（1）常规叶轮风机
主流机型为常规叶轮两级压缩，其设计的效率取值较低。制造方式为控制叶轮直径以及转速（线速度），叶片采用板材压制单圆弧叶片，控制叶片进口角度以及出口角度，与叶盘叶盖组焊而成。优点是制造简单，成本比较低；缺点是技术落后，效率低，能耗高；制造精度难控制，造成能耗进一步增大。叶轮流道内存在较大的涡流损失，而且由于介质流动不顺畅，容易造成介质中的焦油附着沉积在叶轮流道内，容易造成叶轮失去平衡，需要蒸汽吹扫，使机组不能长时间连续工作，同时增加了工人劳动强度。
考虑到介质具有腐蚀性，叶轮材质一般选用不锈钢,同时考虑到大量的焊接，所以要求材料强度高、含碳量低。材料主要以2Cr13、X12Cr13、FV520(B）为主，近年多用FV520(B)超低碳沉淀硬化不锈钢。
（2）直线元素三元叶轮风机
德国KKK和日本荏原公司的主流机型为半开式直线元素三元叶轮单级高速。设计效率取值比较高，多变效率可以达到80%～82%，制造方式多为钛合金精密铸造叶轮。优点是单级压缩结构相对简单，效率比较高，制造成本适中，加工制造比较精细。缺点是工作转速比较高，叶轮线速度较高，要求材料强度高，售价昂贵。
综合介质的腐蚀性、线速度要求高的问题，叶轮材料多选用钛合金材料。考虑到钛合金材料昂贵和机械加工难度大，通常采用精密铸造工艺，故只能采用半开式叶轮，并采用模型级铸造叶轮车削外圆和叶片高度来靠近气体动力学计算的方法制造，对风机的效率造
（3）“全可控涡”三元叶轮风机
主流机型为“全可控涡”三元叶轮两级压缩。其设计的效率取值较高，多变效率可达到86%。制造方式为：按照气体流动的最佳轨迹，采用整体锻件在五坐标加工中心上，将三元叶片直接铣制在叶轮轮盘上。优点是叶轮加工精度高，效率高，节能，且风机可靠性高。缺点是叶轮材料利用率低，加工成本高。叶轮材质选用FV520 (B)超低碳沉淀硬化不锈钢。
技术来源:
（1）常规叶轮风机
技术含量低，在设计上采用传统的二元设计，设计制造均处于较低水平。主要制造厂商为沈阳鼓风机厂和陕西鼓风机厂。
（2）直线元素三元叶轮风机
设计方式是采用NREC三元叶轮设计商务软件，煤气鼓风机比较具有代表性的是德国KKK和日本荏原公司。
（3）“全可控涡”三元叶轮风机
由上海赛尔机泵成套设备有限公司自主创新和集成，并拥有全部知识产权，其设计方法与加工方法都拥有国家专利，处于国际领先水平。主要制造厂商为上海赛尔机泵成套设备有限公司。
从能耗、投资、国产化水平等方面考虑，煤气鼓风机宜积极采用具有全部自主知识产权、自主创新和集成的“全可控涡”三元叶轮煤气鼓风机，调速方式为偶合器调速或变频调速，最大程度上实现进口替代，缩短供货周期，减少建设投资，降低能耗和运行成本。
4.2旋风除尘器
4.2.1旋风除尘器的工作原理
旋风除尘器是工业中应用最广泛的一种除尘设备，尤其是在高温、高压、高含尘浓度以及强腐蚀性环境等苛刻的场合。旋风除尘器具有结构紧凑简单造价低维护方便除尘效率较高，进口气流负荷和粉尘浓度适应性强以及运行操作与管理简便等优点。但是旋风除尘器的压降一般较高，对小于5um的维细尘粒捕集效率不高。
旋风除尘器的主要捕集力为离心力，它利用含尘气流做旋转运动时所产生的对尘粒的离心力将尘粒从气流中分离出来。由于作用在旋转气流中颗粒上的离心力是颗粒自身重力的几百、几千倍，故旋风除尘器捕集微细尘粒的能力要比重力沉降、惯性除尘等其他机械力除尘器强许多。
一样只是性能上有所差异以适应不同的应用场合。
旋风除尘器内的气固两相流动较为复杂，影响因素很多。气体主流型为三维双层强旋湍流。含尘气流沿切向进入除尘器，沿外壁由上向下旋转(称为外旋流)，并不断向内转变为沿轴线向上旋转(称为内旋流)，最后经排气管排出。气体向上旋转的内旋流和向下旋转的外旋流的旋转方向相同。气流中的尘粒在离心力作用下被甩向器壁，在重力和气流的带动作用下沿器壁落入底部灰斗，经排尘口排出。
除此而外，旋风除尘器内还有几处局部二次流。主要有：①环形空间的纵向环流：在除尘器顶板下方形成一股向上向心的环流，它会将一部分已浓集在器壁出的颗粒向上带到顶板而形成一层“上灰环”，并不时被带入排气管内从而降低分离效率②排气管下口附近短路流：该处往往有较大的向心径向速度，它会带大量颗粒进入排气管，对分离效率很不利。③排尘口附近的偏流：进入灰斗的一部分气体从中心部位返回旋风除尘器椎体下端时，与该处高速旋转的内旋流混合，产生强烈的动量交换和湍流能量耗散，使内旋流不稳定，在下端产生“摆尾”现象，形成若干个偏心的纵向环流，容易把已浓集在器壁处的颗粒重新卷扬起来而进入向上的内旋流中，这种返混也会降低分离效率。另外，器壁表面的凹凸不怕处及筒体的捕圆度等，也会产生一些局部小漩涡，将已浓集在器壁的颗粒重新卷扬起来。影响分离效率。
旋风除尘器中气-粒运动状况相当复杂。尘粒不仅受离心力、曳力、重力等作用，还受到各种扩散作用及颗粒的团聚与分散，颗粒与器壁、颗粒与颗粒之间的碰撞弹跳等相互作用的影响而这些影响目前尚不能很好的预测，随机性很大，这给建立分离理论带来了很大的困难。因此，旋风除尘器的性能目前还主要依靠试验确定[24]。
4.2.2旋风除尘器的分离原理
由于旋风除尘器内气-粒运动的复杂性，迄今尚无确定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，提出了各种理论。
两种主要假设：
(1) 转圈模型 该理论认为尘粒竟如除尘器后，一面向下作螺旋运动，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tN，并定义凡位于排气管半径rr处的颗粒若能在tN时间内浮游到器壁，就认为该颗粒可被100%的分离。此理论没有考虑向心径向气流对颗粒的曳带作用，而且N值也不易确定，故现在很少应用。
(2) 平衡轨道模型 1956年Barth等提出，旋风除尘器中每个颗粒都会受到向外离心力Fc及向内气流曳力Fd的作用。当此两力平衡事，此颗粒就没有径向位移，而只是在一
定半径的圆形轨道上作回转。此半径即为该颗粒的平衡轨道半径rb。若此平衡轨道位于外侧下行流中，此颗粒肯定可以100%地被捕集，但位于内侧上行流中，则其捕集效率就不好确定。现定于内外旋流交界处，即rb=rt时，此颗粒的捕集效率为50%，其粒径称为切割粒径dc50。若颗粒较细，服从Stokes定律，便可推出下式
:
dc50 式中 Fi —旋风除尘器入口面积，m2；
HS—排气管下端的排尘口的距离，m；
1—在rt处最大切向速度，m/s
4.2.3旋风除尘器选择要求
选择适当的旋风除尘器所需的最基本的数据必须包括所有要进入旋风分离器的气体及微粒的相关信息。需知晓入口气体的流量、密度、气体粘度、及粒子密度等，然后才能对旋风分离器的分离效率曲线进行计算确定。若气体的密度及粘度未知，也可通过对入口气体的组成、压力、及温度进行相关计算得到所需的密度及粘度。若微粒密度或比重未知，也可用比重瓶直接测量得出。在有些情况下，处理产物的比重本身可能已经知晓、或者可以通过其化学成分进行计算得出。
对旋风除尘器的选择非常重要的其它一些要求，以下列出了一些比较常见的要求：
（1）.高度和尺寸限制；
（2）.热量损失最小化；
（3）.把抗磨蚀性和/或抗腐蚀性考虑进去的使用寿命；
（4）.设计遵守的标准和法规；
（5）.所连接的喷嘴大小；
（6）.从旋风分离器中排放出微粒时的最佳方法；
（7）.为方便清理和/或清洁堵塞，堆积等而设的部件。
从经济成本考虑本设计采用制造成本较低、安装方便立式单筒通用型旋风除尘器。
4.3燃烧装置的选择
用来实现燃料燃烧过程的装置称为燃烧装置，对于火焰加热炉而言，燃烧装置是工业炉不可缺少的关键设备（或部件），通过燃烧装置使燃料充分燃烧，像炉内供热，以此保
求：
（1）.有足够的燃烧能力，保证炉子满负荷及超出一定负荷的条件下能充分达到完全燃烧。燃烧器能力应为炉子额定能力的1.1～1.25倍。
（2）.燃烧生产的火焰有良好的铺展性，火焰有一定的形状方向。及刚性以负荷炉型的要求。
（3）.燃烧过程稳定，能给炉子连续供热，并有一定的调节比。对气体燃烧器要求调节比为5:1，液体燃烧器为3:1。
（4）.结构简单，牢固，使用维修方便，能保证安全并符合环保要求。由于燃料种类分为固体、液体、气体三大类别，其燃烧过程不同，因而燃烧装置的结构也各不相同。
本设计采用炉煤气分体式燃烧装置，它可以广泛应用于多种加热设备中。其主要由燃烧头、煤气加热器、气液分离器、阀组、伺服驱动装置、自动点火装置、火焰监测装置、自动控制装置等组成，主要自控元件采用进口元件。
按煤在气化炉内的运动方式，气化方法可划分为三类，即固定床气化法、流化床气化法和气流床气化法。设计采用固定床气化法，固定床气化法其煤气发生炉的排渣和加料不是连续的，而是间断的排渣和加料，其致密的煤层在气化过程中是静止不动的，随着气化反应的进行，以温度划分的各区域将逐渐上移，经过间歇排渣和加炭后各区域才恢复到原来的位置。结合实践生产，从中型合成氨厂的生产能力和生产成本出发，完成Φ3600 mm煤气发生炉系统工艺设计设计，使用Φ3600 mm UGI半水煤气发生炉，采用常压固定床气化法和间歇制气工艺流程。
设计采用回收吹气持有热和上行煤气显热的半水煤气工艺流程，间歇式气化时，自上一次开始送入空气至下一次再送入空气止，称为一个工作循环。每个工艺流程气化过程包括吹风阶段、上吹制气阶段、下吹制气阶段、二次吹气阶段、吹净阶段5个阶段的工作循环。工艺过程为：将蒸汽和空气一起吹入煤气发生炉中，在送风阶段，将空气通过燃料层以提高床层温度；在制气阶段，将空气与水蒸气通过高温燃料层而制得半水煤气。这种煤气在除去氧、一氧化碳、二氧化碳、硫化物等杂质后，其氢与氮的组成为3∶1的半水煤气，作为合成氨的原料气。
设计中以100kg入炉燃料为基准，通过物料、热量衡算计算出各个阶段吹风气消耗量和半水煤气产量。并对附属设备进行选型
本设计采用固定层间歇气化法最大的优点是克服了其他造气方法设备庞大，耗氧量多的缺点，吹气持有热和上行煤气显热的回收利用符合我国节约能源的方针，同时也能大大提高企业效益。但本设计也存在不足之处，如由于生产时间歇的，生产强度较低，造气系统的热能回收较大等问题。综合来看，本方法还是利大于敝，在短期内，尤其在像中国煤炭资源分布较广泛的国家，固定床间歇气化法依然是国内氮肥企业合成氨造气工段常用方法。
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