年产40kt气化工段设计

摘要煤制油是以煤炭为原料生产液体燃料和化工原料的煤化工技术简称。通常有两种技术路线，直接液化和间接液化。本次设计采用煤间接液化中的多元料浆气化技术。多元料浆气化是一种气流床加压气化专利技术，该技术主要有料浆制备和气化两部分组成，料浆制备是以一种或多种的含碳固态物质为原料，经一次湿磨制成气化料浆，浆体呈非牛顿型流体中的假塑性流体特征，料浆稳定，易于泵送；料浆气化是通过加料泵加压送入气化炉，与氧气在气化炉内进行气化反应，生成以CO和H2为主要组成的粗合成气。在上述基础上，参考相关的资料和标准对气化、变换工段的设备进行了合理布局；并编制了气化、变换设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图和立面布置图。关键词：煤制油；间接液化；水煤浆；气化AbstractTheCoalliquefactionistheabbreviationofthecoalchemicaltechnologytoproduceindustrialchemicalsandliquidfuelwithcoalforrawmaterial.Usually,therearetwotechnicalroutes:directcoalliquefactionandindirectcoalliquefaction.Thisdesignusesindirectcoalliquefactionofthemultiplepulpgasificationtechnology.Multiplepulpgasificationisakindofairbedpressurizedgasificationpatenttechnology,thetechnologyismainlytwoparts:pulppreparationandgasification.thepreparationofThepulpusesoneormoreofthesolidmaterialcontainingcarbonasrawmaterial,afterawetgrindingintogasificationpulp,PasteisthefluidofNewtonplasticfluidcharacteristicsoffalse,Pulpstable,easytopumping;Thegasificationofslurryintothegasifierispressurizedthroughthefeedpump,withoxygeninthegasifier,thegasificationreactionofthecrudesynthesisgascomposedmainlyofCOandH2.Onthebasisoftheabove,referencematerialsandstandardforgasification,transformationprocessandequipmenttocarryoutthereasonablelayout.Andthepreparationofgasification,transformequipmentlist,processflowdiagram,processpipingandinstrumentationdiagrams,equipmentlayoutandverticallayout.Keywords:coaltoliquids;indirectliquefaction;coalwaterslurry;gasification目录引言1第1章总论21.1项目概述21.2设计依据21.3设计指导思想21.4设计原则21.5厂址概况21.6厂地的水文地质状况及气候条件2第2章煤制油简介42.1煤制油的意义42.2煤气化方案的分类42.2.1移动床气化42.2.2流化床气化52.2.3气流床气化52.3工艺说明62.3.1多元料浆制备系统62.3.2多元料浆气化系统7第3章气化、变换工艺计算103.1气化过程103.1.1气化炉计算实例103.1.2水洗塔计算213.2变换过程233.2.1变换炉计算233.2.2低压蒸汽发生器26第4章设备的计算与选型304.1气化炉304.1.1已知条件304.1.2计算304.2变换炉314.3低压蒸汽发生器324.3.1传热面积的确定334.3.2管子数的确定334.3.3管子的排列方式344.3.4壳体直径的确定344.3.5壳体厚度的计算344.3.6换热器封头的确定34结论36参考文献37谢辞38引言在我国的自然资源中,基本特点是富煤、贫油、少气。与石油和天然气相比而言,我国煤炭的储量相对比较丰富,占世界储量的60%。而随着近几年中国经济的迅猛发展,对石油的需求激增,国内的石油产量远远满足不了需求。海关数据显示,2021年全国累计进口原油239亿t,同比增长17.4%,原油对外依存度达到53.8%,较上年同期提高了2.7个百分点。另一方面,作为煤炭资源大国,我国理应把煤炭作为主要的能源之一,以保证国家的能源安全。但是,煤炭资源在我国也不是无限制开采利用的一次能源,而且大量使用煤炭势必造成我国的环境污染,故而从国家能源战略角度考虑,应该相当谨慎地使用煤炭资源,尽可能使煤炭能源消费结构合理化。因此,合理发展煤炭深加工具有重大的现实和长远的意义，石油资源的短缺和国际油价的不断高涨使煤代油迫在眉睫,以煤制油己成为我国能源战略的一个重要趋势,煤制油化工就是其中的典型代表。而多元料浆气化更有合成条件较温和；转化率高；煤种适应性强；工艺成熟等优点。所以本次设计采用多元料浆气化法。第1章总论1.1项目概述本项目为40kt/a煤制油气化工段工艺设计，厂址选定在呼和浩特市，年工作日为300天，煤为原料，采用德士古气化法。1.2设计依据本设计依据为内蒙古工业大学本科毕业设计任务书。1.3设计指导思想⑴贯彻执行了国家基本建设的方针政策，使设计切合实际，技术先进，安全适用，经济合理。⑵贯彻“五化”（露天化、一体化、社会化、轻型化、国产化）的措施及效果。1.4设计原则低碳﹑高效﹑环保﹑节能原则。1.5厂址概况初步决定将厂区建设在呼和浩特市土默特左旗附近，因该地区地势平坦，开阔，交通便利。土默特左旗地理位置优越，地处草原钢城包头市、呼和浩特市、和国家重点建设项目鄂尔多斯大煤田的“金三角”腹地，京包铁路、呼包高速公路、110国道横贯全境，呼清、呼准、呼托公路纵贯境东部，为物流畅通提供了优越的便利条件。1.6厂地的水文地质状况及气候条件呼和浩特属中温带大陆性季风气候，四季气候变化显著，其特点：冬季漫长严寒，夏季短暂炎热，春秋两季气候变化剧烈。年平均气温由南向北递增，北部大青山区温度仅在2℃左右，南部温度达到6.7℃。最冷月气温-12.7～16.1℃；最热月平均气温为17-22.9℃。平均温度年较差为34.4-35.7℃，平均温度日较差为l3.5-13.7℃。极端气温最高为38.5℃，最低为-41.5℃。无霜期:低山丘陵区110天，北部山区为75天，南部平原区为113-134天：日照年均1600小时。降水量：大青山区在430-500毫米；平原区在400毫米左右；年平均降水量为335.2-534.6毫米，其地域分布是西南最少，年雨量仅为350毫米；最多年均降水达到534．6毫米；井乡，年均降水量为489.3毫米；最少是在黑城乡、南坪乡、新营镇一带，年均降水量仅335.2-362.8毫米。呼和浩特交通便利，通讯较便捷。京包铁路途经呼和浩特市，有始发北京、兰州、成都、满洲里、通辽、乌兰浩特、赤峰、锡林浩特的列车，还有通往天津、沈阳北、哈尔滨、杭州、广州、汉口、石家庄、银川、西安、青岛的列车，管内始发二连浩特东胜的列车、乌海西，基本覆盖全区所有地级市。第2章煤制油简介2.1煤制油的意义我国总的能源特征是“富煤、少油、有气”。煤炭因其储量大和价格相对稳定，成为中国动力生产的首选燃料。在本世纪前50年内，煤炭在中国一次能源构成中仍将占主导地位。石油资源的短缺使煤制油重新提上议事日程，以煤制油己成为我国能源战略的一个重要趋势。煤制油是以煤炭为原料，通过化学加工过程生产油品和石油化工产品的一项技术，包含煤直接液化和煤间接液化两种技术路线。煤的直接液化将煤在高温高压条件下，通过催化加氢直接液化合成液态烃类燃料，并脱除硫、氮、氧等原子。具有对煤的种类适应性差，反应及操作条件苛刻，产出燃油的芳烃、硫和氮等杂质含量高，十六烷值低的特点，在发动机上直接燃用较为困难。煤的间接液化首先把煤气化，再通过费托合成转化为烃类燃料。生产的油品具有十六烷值高、H/C含量较高、低硫和低芳烃以及能和普通柴油以任意比例互溶等特性。而内蒙古地区的煤质适合间接液化，而且工艺较成熟。2.2煤气化方案的分类煤气化技术按气化反应器的形式，气化工艺可分为移动床（固定床）、流化床、气流床三种。2.2.1移动床气化采用一定粒度范围的碎煤（5mm～50mm）为原料，与气化剂逆流接触，炉内温度分布曲线出现最高点，反应残渣从炉底排出，生成气中含有可观量的挥发气。典型的气化炉为鲁奇（Lurgi）炉。移动床气化，是目前世界上用于生产合成气的主要方法之一。在大型煤制气的装置中，固定床的优点是投资低，可是它有很多不足[1]：（1）对原料煤的黏结性有一定有一定要求：（2）气化强度低：（3）环境污染负荷大，治理较麻烦。2.2.2流化床气化采用一定粒度分布的细粒煤（＜10mm）为原料，吹入炉内的气化剂使煤粒呈连续随机运动的流化状态，床层中的混合和传热都很快。所以气体组成和温度均匀，解决了固定床气化需用煤的限制。生成的煤气基本不含焦油，但飞灰量很大。发展较早且比较成熟的是常压温克（Winkler）炉。它的缺点是：（1）在常压或接近于常压下生产，生产强度低、能耗高、碳转化率只有88%～90%。（2）对煤的气化活性要求高，仅适合于气化褐煤和高活性的烟煤。（3）缺少大型使用经验；要在大型甲醇装置中推广，受一定限制。2.2.3气流床气化气流床采用粉煤为原料，反应温度高，灰分是熔融状态。典型代表为GSP,Shell,Texaco气流床气化工艺。气流床气化优点很多，它是针对流化床的不足开发的。气流床气化具有以下特点[2]：（1)采用<10mm的粉煤。（2）气化温度达1400～1600℃(3)气化压力可达3.5～6.5MPa，可大大节省合成气的压缩功。(4)碳转化率高，均大于90%，能耗低。(5)气化强度大。(6)但投资相对较高，尤其是Shell粉煤气化。从技术先进性、能耗、环保等方面考虑，对于大型甲醇煤气化应选用气流床气化为宜.从流程分，可分为冷激式流程和废热锅炉流程。前者在煤气离开气化炉后用激冷水直接冷却，它适合于制造氨气或氢气。因为这种流程易于和变换反应器配套，激冷中产生的蒸汽可满足变换反应的需要。后者热煤气是经辐射锅炉，再送往对流锅炉，产生高压蒸汽可用于发电或作热源。目前，常用的、技术较成熟的气流床主要有干粉和水煤浆两种。2.2.3.1该技术的特点是碳的转化率高，气化反应中，所产煤气中CO含量高，H2含量较低，这种煤气的热值较高。另外，这种气化炉均采用水冷壁而不是耐火砖，炉衬的使用寿命长。2.2.3.2水煤浆气化技术的特点是煤浆带35%~40%水入炉。其煤种适应性较强，气化压力范围在4.0MPa~6.5MPa之间。气化流程的热回收有激冷和废锅两种形式，可根据产品气的用途加以选择。气化炉高温排出的融渣，冷却粒化后性质稳定，可作水泥等建筑材料。为保证生产的连续运转，一般需设置备用气化炉。而且其前期投资较少，成本较低。2.3工艺说明2.3.1多元料浆制备系统多元料浆制备系统按双系列设置，磨机两台；料浆制备系统设置的原料贮仓为两台磨机共用，制得多元料浆进入气化系统的料浆贮槽（F0104）。本说明仅针对多元料浆单系列制备过程加以说明，并对共用设备予以注明。多元料浆制备系统见PID图。原料经破碎后颗粒尺寸最大为50mm，送入料仓（F0102）,再经称煤重给料机（V0102）,计量送入磨机（L0101）。本设计设置了助熔剂添加系统。助熔剂选用石灰石，用以改善多元料浆灰渣熔融性能。助熔剂通过风力输送到助熔剂仓（F0101）。助熔剂经助熔剂进料机（V0102），与原料一起送入磨机。为改善料浆中固体的分散性能和料浆流动性能，降低料浆粘度，提高料浆浓度，本设计设置了料浆添加剂系统。料浆添加剂选用GHA-5型料浆添加剂。添加剂经添加剂制备槽被水溶解后，制成25%的添加剂溶液。再经添加剂制备泵送入添加剂槽。添加剂制备系统和添加剂槽为两台制浆磨机共用，添加剂制备槽中配置蒸汽加热。添加剂槽中贮有供装置正常运行10天所需的添加剂量。添加剂通过添加剂计量给料泵分别送入两台磨机。本设计设置有料浆pH值调节系统。以氢氧化钠水溶液作为pH值调节剂。用碱液计量给料泵将碱液从碱液槽送往磨机，保持料浆PH值在7～9之间。多元料浆制备用水单系列设置。制浆用水由制浆水泵（J0101）将水由制浆水槽并经计量后送入磨机。制浆用水为来自灰水处理系统的灰水、甲醇精馏废水和变换工段的冷凝液，不足部分用原水进行补充。制浆区域的各种排放、冲洗及泄漏都汇集去开工废浆池。2.3.2多元料浆气化系统多元料浆气化系统设置两台多元料浆气化炉。本说明仅针对一套气化系列的情形加以说明。多元料浆气化系统见PID图。2.3.2来自多元料浆制备系统的料浆，经料浆筛分器（L0102）过筛除去>2.5mm的大颗粒后，合格的多元料浆靠重力流入料浆贮槽（F0104）。本设计两个气化炉共用一个多元料浆贮槽。多元料浆经高压料浆泵（J0104）送入工艺烧嘴。多元料浆和氧气经工艺烧嘴喷入气化炉（B0101）内，在部分氧化条件下进行气化反应。生成的粗煤气为主要含氢、一氧化碳、二氧化碳及水蒸气等的混合物。气化原料中的未转化组份和由部分灰形成的液态熔渣与生成的粗煤气一起并流向下进入气化炉下部的激冷室。进入气化炉激冷室的激冷水来自于洗涤塔（E0101）下部的灰水循环泵（P0106A/B），激冷水进入位于激冷室下降管顶端的激冷环，并沿下降管内壁向下流入激冷室。激冷水与出气化炉渣口的高温气流接触，部分激冷水汽化对粗煤气和夹带的固体及熔渣进行淬冷、降温。激冷水沿下降管内壁向下流还可对激冷室下降管起保护作用。激冷水中任何可能堵塞激冷环的较大固体颗粒经黑水过滤器（L0105）除去。气化炉激冷室中的黑水通过液位调节系统连续排出，并送往多元料浆气化灰水系统。回收的灰水返回气化系统使用。开车期间，在多元料浆投料前，通过一套自动阀门控制系统先建立料浆循环和料浆流量，料浆返回料浆贮槽。气化炉投料后，建立的料浆流量应全部入炉，要绝对避免料浆再有返回。入气化炉的氧气来自空分装置。多元料浆气化反应在气化炉燃烧室中进行，气化温度大约为1350～1400℃，气化压力约6.5MPa，燃烧室内衬耐火砖和隔热砖，可保持气化炉外部炉壁温度大约为285～315℃。气化反应生成的粗煤气及少量的其它物质（包括氯化物、硫化物、氮气、氩气及甲烷等）、液态熔渣及细灰颗粒。这些物质出气化炉燃烧室，沿下降管进入激冷室水浴。熔渣在水中淬冷固化，并沉入气化炉底部渣浴。粗煤气与水直接接触进行冷却，大部分细灰留在水中。粗煤气沿下降管与导气管之间的环隙上升，经激冷室上部折流板折流分离出部分粗煤气中夹带的水份，从气化炉旁侧的出气口引出，送往文丘里管（L0104）和洗涤塔（E0101）。在气化炉燃烧室装有四个直接测量反应温度的热电偶。由于熔渣沉积，气化炉内温度又非常高，这些热电偶要经常更换。随着操作经验的积累，在直接测温热电偶失真的情况下，可以通过位于洗涤塔下游粗煤气管线上的连续分析仪测量出粗煤气中甲烷含量和粗煤气组成，并借助于甲烷——温度曲线和物料热量平衡，确认热电偶读数或气化反应温度。气化炉炉底聚集的粗渣，经破渣机（L0103）破碎，用水带入锁斗系统，由锁渣系统定期自动排放。2.3.2烧嘴冷却水通过工艺烧嘴端部的水夹套及冷却盘管连续循环流动，以保护处于气化炉燃烧室高温环境中的工艺烧嘴。烧嘴冷却水系统包括一套供两台气化炉共用的烧嘴冷却水槽、烧嘴冷却水泵（J0102）及烧嘴冷却水换热器（C0101）。备用泵在烧嘴冷却水压力低的情况下可自动启动，并与事故电源相接。烧嘴冷却水回水进入每个气化炉系列分别设置的烧嘴冷却水气体分离器。分离器通气口上设置的一氧化碳分析仪可对烧嘴冷却水系统中漏入的煤气进行连续检测并发出预警。烧嘴冷却水泵从正常供电向事故供电切换的时候，烧嘴冷却水由事故烧嘴冷却水槽供给。在开车投料前烘炉期间，用预热烧嘴临时替换工艺烧嘴进行升温，直到气化炉内温度达到要求的点火温度。预热烧嘴有其单独的燃料供给及调节系统。燃烧需要的空气通过开工抽引器引入气化炉，开工抽引器使用蒸汽将气化炉内抽负压。蒸汽及燃烧后的烟气经抽引器消音器排入大气。2.3.2沉积在气化炉激冷室底部的粗渣及其它固体颗粒，通过循环水流的循环作用带入锁斗（F0105）。大的渣块经破渣机进行破碎。从气化炉排出的大部分灰渣沉降在锁斗底部。从锁斗顶部抽出较清的水，经锁斗循环泵循环进入气化炉激冷室水浴。气化炉联锁排渣系统的排渣循环时间预先设定，排渣周期一般大约为30分钟，渣池中设置捞渣机的部分与渣池另一部分通过关闭隔板阀暂时隔开，以便渣沉降到捞渣机上，由捞渣机送出渣池。2.3.2出气化炉（B0101）的粗煤气进入文丘里管（L0104），粗煤气与来自灰水循环泵（J0106）的水经文丘里管混合。细灰在此被水完全浸湿，在洗涤塔（E0101）中从粗煤气中除去。湿粗煤气进入洗涤塔（E0101）沿下降管进入洗涤塔底部水浴，粗煤气中夹带的大部分细灰在此从粗煤气中除去。粗煤气经下降管和导气管间的环隙上升，进入洗涤塔顶部的塔板，来自本设计界区外的一股洁净变换工艺热冷凝液在此将粗煤气中残留的细灰洗涤下来。粗煤气夹带的水滴在塔板上方的除沫器中分离下来。基本上不含细灰的粗煤气出洗涤塔送到界区外的变换系统。洗涤塔底部排出的黑水，通过流量控制经减压后进入灰水系统。在灰水系统中，黑水经闪蒸、冷凝和液固分离。灰水再经过预热返回到洗涤塔，以维持洗涤塔的液位。洗涤塔底部黑水出口一部分水经灰水循环泵向气化炉激冷环及文丘里管供水。第3章气化、变换工艺计算3.1气化过程3.1.1气化炉计算实例3.1.1.1表2-1原料煤的性质原料煤性质工业分析/%10.03.916.75 33.2360.02表2-2原料煤的性质原料煤性质元素分析/%74.344.2513.650.820.19表2-3灰熔点灰熔点DTSTFT/℃1200124012603.1.1.2操作温度：1400℃操作压力：6.5MPa水煤浆的水煤比：r=30：70氧气纯度：99.6%气化炉碳转化率：99%出口粗煤气含甲烷：0.02%煤中硫全部转化成硫化氢，少量COS。（计算时取:COS=17:1）捕渣率q=60%粗煤气中带出灰含量20%渣中含碳量：2%-10%（计算按2%）3.1.1.3以100kg无水无灰基煤为基准（daf）将煤元素分析转换成无水无灰基根据=可得表2-4元素分析煤元素/%79.724.5614.480.880.2035.63式中—某干燥基；—某干燥无灰基；―挥发分；—煤的灰分产率；煤的发热量=80+300+10+40－－0.5=80×79.72+300×4.56+10×0.88+40×0.20－14.482-0.5×35.63=7534.91kcal/kgdaf煤=31547.18kJ/kgdaf煤实际投煤量的计算===7.24kg/100kg===4.38kg/100kg故实际投煤量：=++=100+7.24+4.38=111.62kg/100kgdaf煤水煤浆制备加入水量：=×r=111.62×=47.84kg/100kg气化炉排渣量：==7.24×0.6/0.98=4.43kg/气化炉带出灰量：==7.24×(1-0.6)×0.8/0.98=2.36kg/100kg物料衡算设气化炉需氧量：xkmol/100kgdaf煤出口粗煤气含：kmol/100kgdaf煤=bmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤干煤气为kmol/100kgdaf煤A.碳平衡：入气化炉总碳:=6.195kmol/100kgdaf煤出气化炉总碳:粗煤气含碳：=kmol/100kgdaf煤粗煤气飞灰含碳：==0.0493kmol/100kgdaf煤渣中含碳：=0.0074kmol/100kgdaf煤COS中含碳：=0.0003kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤因为=所以（2-1）B.氢平衡：煤中含氢：kmol/100kgdaf煤 煤浆中含氢： kmol/100kgdaf煤煤中水含氢： kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤出气化炉：煤气中含氢：kmol/100kgdaf煤甲烷中含氢：=0.0008Vkmol/100kgdaf煤硫化氢中氢：=0.0126kmol/100kgdaf煤蒸汽中含氢：kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤由于=所以b+0.004V+h=5.175（2-2）C.氧平衡入气化炉氧煤中含氧：==0.905kmol/100kgdaf煤煤中水含氧：==0.2433kmol/100kgdaf煤煤浆中水含氧：==2.6578kmol/100kgdaf煤外供氧：=kmol/100kgdaf煤=kmol/100kgdaf煤出气化炉氧COS中含氧：==0.0003kmol/100kgdaf煤一氧化碳含氧：=kmol/100kgdaf煤二氧化碳含氧：=2kmol/100kgdaf煤蒸汽中含氧：=kmol/100kgdaf煤=a+2m+h+0.0003=所以故得（2-3）D.出口干气平衡kmol/100kgdaf煤=kmol/100kgdaf煤COS=0.0003kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤=0.006kmol/100kgdaf煤kmol/100kgdaf煤故得：所以（2-4）E.水煤气反应取平衡温距为：400℃取水煤气平衡反应温度：1300-300=1000℃查得平衡常数：K=0.4834故得：（2-5）热量平衡计算以0℃输入热A煤的热值煤带入热量=7615.14煤=761514煤=3188306.82煤B煤带入显热（25℃煤煤灰渣显热C煤中内水带入显热4.38×1×25109.5煤=458.45D氧气的显热氧气30℃时=1.77煤输出热A干煤气带出热查表得干燥气中各组分高热值如下表2-5热值组分3034305261009527（67961.6a＋68364.8b＋819.84＋42.68V）kcalB煤气的显热查1400℃对煤气中各组分比热容如下所示表2-6各组分比热容组分7.7812.4116.237.259.707.69C水蒸汽的潜热查表得：0℃1atmH2O597.3D水蒸汽的显热查1400E.灰渣带出的显热查资料知：F.灰渣和飞灰未烧结碳的热量灰渣中碳的热量取值:,其中：所以，灰渣中碳的热量取：煤飞灰中碳的热量;煤805.91+6581.597387.5煤G热损失取总入炉煤发热量的1%，由于+1880.77=763342.86(2-6)联立方程(2-1)～(2-6)得：将上述方程写成数字矩阵求解有：解得由此可得每煤可生产:CO=5.1165kmol；COS=0.0013kmol；=0.0209kmol；=3.6044kmol；=0.0321kmol；=1.4362kmol；=0.0140kmol；=0.0021kmol；=2.0929kmol；整理结果如下表：表2-7计算整理结果M/(kmol/100kgdaf煤)V[m3(标)/100kgdaf煤]ψ/%(干基)ψ/%(湿基)CO5.1165114.609650.0341.53H23.604480.738635.2529.26COS0.00130.02910.010.01CO21.436232.170914.0411.66CH40.00210.04700.020.02H2S0.02090.46820.200.17N20.03210.71900.310.26Ar0.01400.31360.140.11∑干气10.2275229.096100.00H2O2.092946.881016.98∑湿气12.3204275.9770100.00每1000（标）粗煤气（干基）消耗煤水氧每1000（标）（干基）消耗煤水氧3.1.2水洗塔计算3.1.2.1（1）有上述结果可得，进入水洗塔的干煤气量为229.096(标)，t=270℃；（2）查资料可得出水洗塔、出文丘里管气体组分如下表：表2-8出水洗塔气体组分组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%21.1814.920.005.950.040.090.1957.66表2-9出文丘里管气体组分组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%18.8413.270.005.290.010.080.1762.34冷却水进口温度为193℃，出口温度为215℃；出塔湿煤气温度为240℃；塔内操作压力6.39MPa;假设干煤气经水洗塔、文丘里管，各组分没发生变化。3.1.2.2由操作条件可得出水洗塔的气体组分中湿气总量为∑湿气=24.1556kmol；出文丘里管的气体总量为∑湿气=27.1575kmol所以水洗塔中冷凝的水蒸气的量为=27.1575-24.1556=3.0019kmol热量衡算：设冷却水用量为W1.进热查表可得干气显热229.096××t=229.096×1.352×270=83629.20KJ水蒸气的焓304.74×2768.3=843611.74KJ式中2768.3为270℃时水蒸气的焓KJ/K；冷却水带入热：807.64WKJ式中807.64为193℃时水的焓KJ/Kg入热总计：927240.94+807.64W2.出热查表可得干气显热229.096××240=229.096×1.346×240=74007.17KJ水蒸气焓250.71×2796.8=701185.73KJ式中2796.8为240℃时水蒸气的焓kJ/k冷凝水带出热量897.23×54.0342=48481.11KJ冷却水带出热量:897.23W出热总计；823674.01+897.23W故得927240.94+807.64W=823674.01+897.23WW=1156.01kg3.2变换过程3.2.1变换炉计算3.2.1.1（1）查可得进变换炉气体组分如下表：表2-10进变换炉气体组分组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%23.7516.750.016.670.010.10.2152.53（2）查得气体进变换炉炉口温度为280℃，出变换炉温度为415℃；（3）查得原料气预热器管程的温度为240℃，出预热器时的温度为280℃，变换气进预热器壳程时温度为415℃，出预热器时温度为350℃；（4）假设一氧化碳在变换炉中的变换率为80%；（5）由于采用的是部分变换，所以经过原料气预热器后约有60%的原料气参加变换，剩余的原料气不参加变换，直接去1#低压蒸汽发生器。3.2.1.2(1)物料衡算由操作条件可得进变换炉气体总量∑湿气=21.5448kmol则变换炉中消耗掉的一氧化碳为=21.5448×23.75%×60%×80%=2.4561kmol则剩余的=5.1165-2.4561=2.6044kmol=3.6044+2.4561=6.0605kmol=1.4362+2.4561=3.8923kmol=21.5448×52.53%-2.4561=8.8614kmol所以变换炉出口气体组成如下表：表2-11变换炉出口气体组分组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%4.7435.730.0125.670.010.10.2133.53（2）热量衡算已知条件：进变换炉温度280℃；出变换炉变换气温度415℃反应放热：在变换反应中，物质会发生如下反应CO+H2O=CO2+H2此反应为放热反应。为简化计算，拟采用统一基准焓（或称生成焓）计算。以P=1atm，t=25℃为基准的气体的统一基准焓计算式为：（2-7）采用气体的统一基准焓进行热量平衡计算，不必考虑系统中反应如何进行，步骤有多少，只要计算出过程始态和末态焓差，即得出该过程的总热效果。式中△H——过程热效应，其值为正数时为放热，为负数时系统为吸热kcal；——始态或末态气体的千摩尔数，kmol；——始态温度下或末态温度下体的统一基准焓，kcal/kmol现将有关气体的计算常数列于下表中表2-12气体统一基准焓（通式）常数表分子式1.90318×1035.802982.15675×10–3-7.40499×10–71.08808×10–10-2.11244×1037.20974-5.5584×10－44.8459×10－7-8.18957×10－11-6.0036×1047.110921.2932×10－31.28506×10－7-5.78039×10－11-1.97673×1036.459035.18164×10－42.03296×10－7-7.65632×10－11CO-2.83637×1046.266278.98694×10－45.04519×10－9-4.14272×10－11-96377.888676.3965.05×10－3-1.135×10－60.00计算各组分的生成焓：根据式（2-7），在415℃时，T=415+273=688K计算后将各组分的生成焓列于下表：表2-13各组分生成焓组分（kcal/kmol）2724.221-54502.665-23634.754-89956.67833（kJ/kmol）11405.77-228191.759-98953.987-376630.6208=38079.10484kJ/koml=2.4561×38079.10484=93526.08KJ吸热：根据《物理化学》知CO,，，，可用公式：来计算热容。热容的单位为J/（mol.K）查表可得：表2-14各组分热容物质COH2H2OCO2a26.53726.8829.1626.75b×7.68314.34714.4942.258c×-1.172-0.3265-2.022-14.25所以=37.12KJ/（kmol·K）所以气体吸热Q3=37.12×21.5448×(688-553)×0.6=64779.18kJ假设热损失根据热量平衡的：==28746.9KJ3.2.2低压蒸汽发生器3.2.2.1（1）进管程气体组成如下表表2-15进管程气体组成组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%12.3528.130.0118.070.010.10.2141.13（2）进发生器的气体温度为350℃，出发生器的温度为230℃；（3）进设备的水温为100℃，出设备的水温为189℃；（4）进出设备的气体的总量为21.5448kmol；（5）设进出设备水量为χkmol；（6）物料在设备里没发生物量上的变化。3.2.2.2入热：水的带入热水在100℃时=75.294kJ/（kmol·℃）=χ××t=χ×75.294×100=7529.4χ气体的带入热：气体在350℃时T=623K根据《物理化学》知CO,H2,H2O,CO2,N2，，可用公式：来计算热容，热容的单位为J/（mol·K）。则各组分热容如下表：表2-16各组分热容物质COH2H2OCH4CO2N2a26.53726.8829.1614.1526.7527.32b×7.68314.34714.4975.49642.2586.226c×-1.172-0.3265-2.022-17.99-14.25计算结果如下表：表2-17计算结果组分Cp30.8729.4647.7537.4031.2054.20所以=34.88kJ/（kmol·K）=34.88×21.5448×623=468173.67KJ（2）出热水的带出热为水在189℃时的热容=80.28kJ/（kmol·℃）=80.28×Χ×189=15172.92Χ气体带出热为气体在230℃时T=503K根据《物理化学》知CO,H2,H2O,CO2,N2，，可用公式：来计算热容,热容的单位为J/（mol·K）则各组分热容如下表：表2-18各组分热容物质COH2H2OCO2N2a26.53726.8829.1614.1526.7527.32b×7.68314.34714.4975.49642.2586.226c×-1.172-0.3265-2.022-17.99-14.25计算结果如下表：表2-19计算结果组分Cp30.1129.0044.4035.9430.4547.57所以=33.50kJ/（kmol·K）=33.50×21.5448×503=363040.65KJ热损失为由于热量平衡，所以15172.92Χ+363040.65=0.96×（7529.4Χ+468173.67）解之得Χ=10.84所以进出设备水量为10.84kmol。第4章设备的计算与选型4.1气化炉4.1.1已知条件（1）操作压力6.5MPa；（2）气化炉的工作温度为1400℃；（3）由于年产油40万吨，因此经过估算可得每天的投煤量约为1200t，约50t/h。4.1.2计算由于式中V—单炉生产能力，；D—气化炉内径，m；—煤气产率，—气化强度，其中V=500×275.9770=137988.5=8736.48kg/(㎡·h)所以=2.7m假设气化炉内径：高度=1:6，则气化炉高H=2.7×6=16.2m。燃烧室的容积式中V—炉膛容积，；B—燃料消耗量，kg/h；Q—燃料的低发热量，KJ/kg；—炉膛容积热强度，KW/。其中查的Q=2.2211KJ/kg=6.17kw/h=6306.10KW/所以13.60所以根据上述条件，所选的气化炉的图号：05023-5001,内径为2800㎜，高度为16400㎜，上端为燃烧室，下部为激冷室，炉膛体积为14.3，气化压力为6.9MPa。4.2变换炉已知条件（1）操作压力为6.0MPa；（2）气体进口温度为280℃；（3）气体出口温度为415℃；（4）气体流量为21.5448kmol/h即482.60/h；（5）查可得进变换炉气体组分如下表：表3-1进变换炉气体组分组分COH2COSCO2CH4H2SN2+ArH2O/%23.7516.750.016.670.010.10.2152.53根据上述已知条件我们选择QCS-03钴钼宽温耐硫催化剂，它适用于230℃―450℃，压力2.0—8.7MPa的情况下使用。又因为气化炉投煤量为50t/h，则进变换炉气体流量为W=500×482.60=241300/h又查得空速一般为1000—6000，则取空速为4800。又因为催化剂床层体积式中Q—气体流过催化剂床层的流量，/h；—空速，；又因为式中D—设备直径，m；H—催化剂床层高度，m；所以D=2.52m则H=4D=4×2.52=10.08m所以根据上述条件，所选的变换炉的图号：05023-5501,内径为2800㎜，容积55.3，高度14600㎜，催化剂分两层冲添，操作温度：280℃（进）/415℃（出），操作压力6.0MPa。4.3低压蒸汽发生器已知条件：（1）进