日处理煤2000吨多喷嘴对置式水煤浆气化装置工艺设计

日处理煤2000吨多喷嘴对置式水煤浆气化装置工艺设计图2-2多喷嘴对置式水煤浆气化技术流程简图煤浆制备、输送单元工艺简单。煤与水、煤浆添加剂进入煤磨机磨制出合格的煤浆60%～65%（质量百分数），通过煤浆泵加压后输送至气化单元。多喷嘴对置式水煤浆气化单元，采用四喷嘴对置式，来自高压煤浆泵的水煤浆和来自空分的高压氧气通过工艺喷嘴同轴射流进入气化炉，在气化炉内形成撞击反应区，进行部分氧化反应，生成的粗合成气、熔渣一起向下进入气化炉激冷室，大部分熔渣在水浴中激冷固化，落入激冷室底部，通过静态破渣器后进入锁斗收集，定期排放，粗合成气在气化炉激冷室液位下鼓泡后出激冷室。四喷嘴对置形成撞击流，加强混合，强化热质传递，达到理想的工艺效果。煤气初步净化采用“分级”的概念，即先“粗分”再“精分”，出气化炉的合成气先经过混合器润湿除去夹带的固体颗粒，再经过旋风分离器除去合成气中夹带的大部分细灰，然后进入洗涤塔进一步洗涤，出洗涤塔的合成气送后工序(含尘量小于1mg/Nm3)。洗涤效果良好，克服带水、带灰现象。含渣水处理单元,采用直接换热方式，来自气化和净化单元的含渣水首先进入蒸发热水塔蒸发室，蒸发室内含渣水大量汽化，溶解在水中的酸性气体解吸出来，蒸发室产生的蒸汽进入热水室，与循环灰水直接接触，使灰水得到最大程度的升温，蒸发室底部含固量增浓的液相送入真空闪蒸器，经闪蒸后的黑水进入澄清槽，加入絮凝剂强化沉降。浓缩的黑水经澄清槽底物泵送入过滤机，澄清的灰水经闪蒸气加热回收热量后返回系统。另有部分灰水去废水处理工序，无环境污染。同时完成了热质传递，能量回收好，避免了结垢，操作周期长。2.3OMB技术优势2.3.1原料优势OMB技术选则的原料为水煤浆。水煤浆是由大约65%的煤、34%的水和1%的添加剂通过物理加工得到的一种低污染、高效率、可管道输送的代油煤基流体燃料。它的优势主要体现在：原料成本较低，水煤浆属于煤基清洁燃料，我国的能源结构决定煤炭的价格涨幅低于燃油、燃气。安全性好，水煤浆属于非易燃流体，相对于油、气、煤粉的易燃、易爆来说，较好的流动性和稳定性，其安全性大大提高，且易于储存；水煤浆可雾化燃烧，燃尽率高，节省燃料；水煤浆是一种深度洁净煤技术，污染排放少，环保达标。水煤浆改变了煤的传统燃烧方式，显示出了巨大的环保节能优势。尤其是近几年来，采用废物资源化的技术路线后，研制成功的环保水煤浆，可以在不增加费用的前提下，大大提高了水煤浆的环保效益。在我国丰富煤炭资源的保障下，水煤浆也已成为替代油、气等能源的最基础、最经济的洁净能源。2.3.2技术优势OMB技术与引进的水煤浆气化技术相比，其优势有：（1）引进的水煤浆气化技术为单喷嘴，流场为受限射流，停留时间分布宽，碳转化率低，射流以较大速度冲刷耐火砖。多喷嘴对置式水煤浆气化技术与单烧嘴相比较，四喷嘴气化技术具有如下特点：四喷嘴形成撞击的物料混合，使氧气与煤浆混合更加充分，雾化效果更加好；对置式喷嘴气化技术，四股射流经过撞击才形成撞击流股，其轴向速度衰减明显加快，炉内流体的停留时间分布得到改善，消除短路，不存在短路物流，转化率高；撞击区内产生的颗粒振荡现象，使颗粒停留时间相对延长；撞击区内速度脉动剧烈，湍流强度最大，说明混合效果最好；平推流长，气化反应进行完全。气化指标优；多喷嘴处理负荷高，在大规模工业化应用中其优势非常明显。实践证明气化效果优于引进的水煤浆气化技术。（2）引进的水煤浆气化技术采用文氏管与筛板塔组合初步净化煤气方案，多喷嘴对置式水煤浆气化技术采用混合器、旋风分离器、泡罩塔组合方案，采用“分级”净化，属于高效、节能型净化工艺。（3）引进的水煤浆气化技术采用间接换热方案回收黑水余热，多喷嘴对置式气化炉采用蒸发热水塔来实现热量的回收。蒸发热水塔由蒸发室与热水室组成，两者协同完成黑水热量回收，使返回系统的热水升温，通过蒸发方式回收部分黑水(蒸汽)补充入返回的灰水流，使溶解于黑水中的酸性气、不凝性气脱除。与德士古气化炉采用换热器间接换热相比，多喷嘴对置式气化炉的灰水由于是直接接触，故温度较高，传热温差大，因而热质传递效率高，设备空间相对换热器大得多，不会因结垢引起设备效率大幅下降，所以工作周期较长。2.4OMB技术改进2.4.1气化炉带压连投（1）改进前的情况：多喷嘴对置式气化装置在运行初期，经常出现非烧嘴原因造成一对烧嘴跳车，只能将气化系统降压到0.6MPa(此时气化炉一对烧嘴运行，一对烧嘴停车)，下游工序变换、净化、合成系统切气停车。在跳车故障消除后将跳车的一对喷嘴再投入运行，气化系统再次升压，出气化工序的煤气压力、温度合格后向后系统送气，变换、净化、合成系统再接气开车。在此过程中气化炉虽然没有完全退出运行，但后系统因为压力低必须切气停车，煤气大量放空，影响了后系统的稳定生产和公司的经济效益。（2）改进措施：为了保证在一对烧嘴退出运行的情况下另一对烧嘴的投料成功，必须提高气化炉投入物料—氧气、煤浆的压力，并对停运烧嘴进行保护。在煤浆循环和氧气放空管线上增加煤浆、氧气提压阀，提高投料介质的压力，避免气化炉内高压、高温煤气窜入氧气和煤浆管线而发生事故；当气化炉一对烧嘴停车后，对停运烧嘴进行保护，防止高温辐射烧蚀烧嘴，保证烧嘴出口不被熔渣堵塞。2.4.2重视喷嘴维修（索普经验）（1）烧嘴检修需要制订严格、完善的检修方案，检修时将烧嘴端面裂纹用车床削掉，并经着色探伤检测，要打磨到符合JB4730-9Ⅲ级标准为止，方可进行焊接。若切削量超过3mm仍有明显裂纹，则不宜再进行修复，应更换喷头。烧嘴修复完毕，应进行水压试验，压力不低于10MPa，若有条件可进行氦气检漏。（2）在烧嘴加工时，应严格控制烧嘴断面厚度为5±0.（3）严格执行压力负荷对应曲线，控制合适的烧嘴流速，调整煤浆燃烧高温区的位置，使其与气化炉内理论高温区位置重合。（4）控制合适的煤浆浓度、粘度，确保烧嘴的雾化效果，减少烧嘴局部过氧；定期检修高压煤浆泵，避免煤浆管线压力波动，防止烧嘴出现回火现象，也是延长烧嘴使用寿命的有效办法。2.4.3关键设备-高压煤浆泵确保可靠（灵谷经验）（1）大部分厂家采用Feluwa高压煤浆泵。（2）各类易损件一到厂家寿命保证时间就更换，对于一些其它运动部件如活塞等，确保有备件。2.4.4重视系统水质（1）多家企业在运行2年以上后均发现水质控制是系统优质运行的关键。（2）华理将根据目前装置的运行情况，收集数据，开展系统研究，提供技术支持。2.4.5热氧燃烧-点火技术（1）热氧喷嘴产生的高温高速氧气在敞开空间及气化炉内均能直接点燃水煤浆，火焰的对称性和稳定性较好。其气化颗粒物的平均粒径和固定碳含量均低于普通喷嘴常温氧气气化。高温高速氧气能有效改善煤浆的雾化效果，加强煤颗粒与氧气的混合，增大反应速率，提高煤颗粒燃尽率。（2）增加外环氧气进一步改善煤浆雾化效果，火焰更加稳定，火焰长度及面积均增加，点燃的煤浆量显著增多，燃烧气化效果进一步提升。2.4.6开发多喷嘴对置式气化的废锅—激冷流程以神府煤为基准，通过72小时连续满负荷运行考核试验(-2000t/d)，并达到如下技术经济指标：表2-1技术经济指标表技术经济指标数据煤气有效成分CO+H2≥80%比氧耗≤400Nm3O2/1000Nm3(CO+H2)比煤耗≤600kg/1000Nm3(CO+H2)辐射废锅高压蒸汽(111.7bar)产量≥1000kg/1000Nm3(CO+H2)出气化系统合成气水气比(mol)≥0.6碳转化率≥98%2.4.7拱顶砖优化（1）方法：托砖架结构实现耐火衬里分段支撑。（2）原理：将炉内耐火衬里在轴向上进行分割，减少每一段的总膨胀量；通过分段支撑，可实现耐火砖的独立更换；消除局部半径突变。（3）效果：已经成为多喷嘴水煤浆气化技术的标准设计，拱顶耐火砖整体寿命提高约2000小时；为炉膛扩容增产提供了基础，平均产能可提高15%。2.4.8高压（8.7MPa)水煤浆气化工艺开发8.7MPa多喷嘴对置式水煤浆气化工艺包已编制完成，流程主要变化是采用了两级蒸发热水塔(2.0MPa,0.5MPa)。第3章工艺计算3.1气化炉工艺计算3.1.1气体组分计算水煤浆气化后的气体组分有CO，H2，CO2，CH4，H2O，H2S，COS，分别设CO，H2，CO2，CH4，H2O的物质的量为akmol，bkmol，ckmol，dkmol，ekmol，反应体系中，煤中的硫转化为H2S和COS，其摩尔数的比值为H2S:COS=95:5；以下计算以100kg煤为基准，氧气消耗量为xNm3，已知入炉氧气纯度为98%。H2S的摩尔数： nH2S=(100×0.64%/32)×95%=0.0190kmol;COS的摩尔数： nCOS=(100×0.57%/32)×5%=0.0010kmol;（1）元素平衡方程：碳平衡进入气化炉：100×76.62%/12=6.384离开气化炉：a+c+d+nCOS碳守恒：a+c+d=6.383(4-1)2）氢平衡进入气化炉： 100×3.93%+100/0.6×（1-0.6）/18×2=11.337离开气化炉：2b+4d+2e+2nH2S氢守恒：b+2d+e=5.650(4-2)3）氧平衡进入气化炉：100×9.13%/16+100/0.6×(1-0.6)/18+x/22.4×0.98×2=4.274+0.0875x离开气化炉：a+2c+e+n氧守恒：a+2c+e=0.0875x+4.273（2）化学平衡方程1）变换反应化学平衡CO+H2O→H2+CO2Kp1==(bc)/(ae)又因为Kp1与温度有关，其经验计算公式为：将T=1623.15K带入经验公式可得：lnKp1=-1.1561，则Kp1=0.3147则有(bc)/(ae)=0.3147(4-4)2）甲烷化反应化学平衡CH4+H2O→3H2+COKp2=同理Kp2与温度有关，其经验计算公式为：P总=4.0+0.101325≈4.1Mpa；n总=a+b+c+d+e+nH2S+nCOS+x/22.4×(1-0.98) 即：n总=a+b+c+d+e+0.020+0.00089x则有KP2==取温距100K，将T2=1523.15K代入Kp2公式得：lnKp2=12.6576，则Kp2≈314153.234atm2则有=191.745(4-5)（3）热量平衡方程低位发热量Qc=26562KJ/kg，热损失=2%，则有△H=2%Qc=则可得：326278.5×a+282170.7×b+69555×c+891734×d+97782.1×e+38.12x=2706724.2（4-6）通过MATLAB软件，输入以上6式，可得结果如下：a=4.7268kmol；b=2.6747kmol；c=1.6551kmol；d=0.0011kmol；e=2.9731kmol；x=76.9959Nm33.1.2气化炉出口气体组分表4-1气化炉出口气体组分出口气体组分Kmol/100kg湿基组成%干基组成%CO4.726839.0051.68H22.674722.0729.24CO21.655113.6618.10CH40.00110.010.01H2S0.01900.160.21COS0.00100.010.01N20.06870.570.75H2O2.973124.53干基9.1464湿基12.1195有效气（CO+H2）成分==51.68%+29.24%=80.92%有效气产率=VCO+H2/100kg煤=（4.7268+2.6747）×22.4/100=1.66Nm3/kg湿含量=（2.9731×18）/(9.1464×22.4)=0.26kg3.1.3消耗指标比氧耗：生产1000Nm3有效气所消耗的氧气比氧耗=x/[(VCO+H2)/1000]=76.9959/[(4.7268+2.6747)×22.4/1000]=404.41Nm3比煤耗：生产1000Nm3有效气所消耗的煤量比煤耗=100/[(VCO+H2)/1000]=100/[(4.7268+2.6747)×22.4/1000]=63.1.4生产能力每小时发气量：(4.7268+2.6747)×22.4×[2000000/(100×24)]=138161.33Nm33.1.5小时消耗和年消耗每小时耗氧：76.9959×[2000000/(100×24)]=64.13KNm3/h每小时耗煤：2000/24=83.33t/h年消耗氧气：64.13×24×300=461736KNm3/a年消耗煤：2000×300=600000t/a3.2洗涤冷却室工艺计算气化燃烧室出来的高温工艺粗合成气，进入位于气化炉下部的洗涤冷却室，在与冷却水的直接接触下，粗合成气的温度急剧下降；高温粗合成气中所含有的熔融状态灰渣在较冷的冷却水的作用下，也发生剧冷而发生相变，并在洗涤冷却室内发生重力沉降，实现粗合成气中所含灰渣的初步分离；同时，液相水在与高温合成气的热质交换时，部分液相水蒸发进入气相，使离开洗涤冷却室的工艺气得以饱和，满足后续工段的工艺要求。洗涤冷却室的工艺过程所发生的物料变化可用下图表示。n干n干T1n汽n水-Gt2t10n水t1洗涤冷却室n干T2n汽+G图3-1洗涤冷却室工艺过程简图进入洗涤冷却室的气体参数：n干=7622kmol/h，n汽=2477.6kmol/h，T1=1350℃，P1=进入洗涤冷却室的冷却水参数：n水=450m3/h，t1=210℃，计算以每小时进煤83.33t为基准，进入洗涤冷却室的冷却水摩尔质量经换算得n水=450×854.666=3.846×105假设T2=230℃，可查的饱和蒸气压Ps=3.2.1热量守恒各组分焓值计算公式，从25到1350左右的焓值应用下面的公式计算：其中系数列表如下：表3.2热焓公式系数表组分a0/104a1a2/104a3×107a4×10111623.5K298.15KkJ/kmolH2-0.2112447.20974-5.558364.8459-8.18969629.47-0.07040270.7CO-2.836376.266278.986940.050452-4.1427-16091-26415.743178.5CO2-9.63025.8522663.8784-22.92434.0203-77415.-9404769555.0CH4-1.96253.359684.9588-7.11247-25.4873400.85-1788989034.0N2-0.1976736.459235.181642.03296-7.656310210.7-0.066142701.3H2S-0.7041856.9602715.38936.4144-28.1349100.40-4815.158194.4COS-3.511615.3808193.0317-46.119588.5619-15447-3280072569.9表3.3洗涤冷却室气体焓变计算表组分HT1(kJ/kmol)HT2(kJ/kmol)Hi(kJ/kmol)H29629.471430.902-8198.57CO-16091-24985.3-8894.46CO2-77415.2-92010.5-14595.3CH43400.85-15890.7-19291.6N210210.71425.398-8785.27H2S9100.40-3086.52-12186.9COS-15447-30584.3-15137.1表3.4相关焓值表组分H1350,g(kJ/kg)H230,g(kJ/kg)H230,l(kJ/kg)H210,l(kJ/kg)H2O5540.992802.9990.19898.459ΔH1==-3.102×108KJΔH2=n汽×(H230,g-H1350,g)+G1×(H230,g-H210,l)=2.9731×833.33×18×(2802.9-5540.99)+G1×(2802.9-898.459)=-1.221×108+1904.441G1kJΔH3=(n水-G1)×(H230,l-H210,l)=(450×854.666-G1)×(17950.39-16157.358)=3.528×107-91.73G1kJ由ΔH1+ΔH2+ΔH3=0，解得G1=219020kg3.2.2相平衡等式由Ps/(P总-Ps)=(n汽+G2)/n干得：2.797/（4.1-2.797）=(2.9731×833.33+G2/18)/(9.1464×833.33）解得G2=249905kg/h，与G1=219020kg/h比较，误差较大。故降低T2,假设T2=225℃，同理可求得：G1=221894kg/h,G2=181113.6484kg/h故提高T2,假设T2=228℃，同理可求得G1=220164kg/h,G2=219996kg/h,误差为0.076%<5%所以两者收敛，取平均值得G=(220164+219996）/2=220080kg湿含量：（14704.3×18）/(7622×22.4)=1.550kg/干气Nm33.3旋风分离器工艺计算旋风分离器是用于气固体系或者液固体系的分离的一种设备。旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。待净化气体通过设备入口进入设备内旋风分离区，当含杂质气体沿轴向进入旋风分离管后，气流受导向叶片的导流作用而产生强烈旋转，气流沿筒体呈螺旋形向下进入旋风筒体，密度大的液滴和尘粒在离心力作用下被甩向器壁，并在重力作用下，沿筒壁下落流出旋风管排尘口至设备底部储液区，从设备底部的出液口流出。旋转的气流在筒体内收缩向中心流动，向上形成二次涡流经导气管流至净化气室，再经设备顶部出口流出。旋风分离器旋风分离器n水t3n干n汽，T2n汽n干n汽-G，T3n水+Gt4图3-2旋风分离器工艺流程简图进入旋风分离器的气体参数：n干=7622kmol/h，n汽=2477.6+12226.7=14704.3kmol/h，T2=228℃，P1=4.088进入旋风分离器的冷却水参数：因为水汽比为0.2，所以n水=0.2×(7622+14704.3)×22.4=100021.8kg/ht3=180℃，P2=假设T3=227℃，可查的饱和蒸气压Ps=23.3.1热量守恒同理可列表如下：表3.5旋风分离器气体焓变计算表组分HT2(kJ/kmol)HT3(kJ/kmol)Hi(kJ/kmol)H21416.9491409.973-6.976CO-24999.6-25006.8-7.2CO2-92031.9-92042.6-10.7CH4-15913.2-15924.4-11.2N21411.2091404.117-7.092H2S-3104.22-3113.06-8.84COS-30607.6-30619.3-11.7表3.6相关焓值表组分H228,g(kJ/kg)H227,g(kJ/kg)H227,l(kJ/kg)H180,l(kJ/kg)H2O2802.652802.5976.132764.726ΔH1==-2.469×105KJΔH2=(n汽-G1)×(H227,g-H228,g)=(14704.3×18-G1)×(2802.5-2802.65)=-3.9701×104+0.15G1kJΔH3=n水×(H227,l-H180,l)+G1×(H227,l-H228,g)=100021.8×(976.132-764.726)+G1×(976.132-2802.65)=2.115×107-1826.52G1kJ由ΔH1+ΔH2+ΔH3=0，解得G1=11423kg/h3.3.2相平衡等式由Ps/(P总-Ps)=(n汽-G2)/n干得：2.647/（4.088-2.647）=(14704.3-G2/18)/7622解得G2=12659.5kg/h，与G1=故升高T3，假设T3=227.12G1=11473.4kg/h，G2=11304.3kg/h，误差为所以两者收敛，取平均值得G=（11473.4+11304.3）/2=11388.9湿含量=(14071.6×18)/(7622×22.4)=1.484kg/Nm3.4水洗塔工艺计算水洗即利用喷雾器，将水喷成雾状，成雾状后就很容易和气相或是固相粘结在一起，利用气体混合物中各组分在溶剂中的溶解度不同进行的吸收操作，有时候污染组分在水中的溶解度较差，根据物质的基本物性，也可用碱洗、酸洗或有机溶剂吸收。水洗塔水洗塔n水t5n干n汽，T3n汽n干n汽-G，T4n水+Gt6图3-3水洗塔工艺流程简图进入水洗塔的气体参数：n干=7622kmol/h，n汽=14704.3-632.7=14071.6kmol/h，T3=227.12℃，P1=进入水洗塔的冷却水参数：因为水汽比为0.3，所以n水=0.3×(7622+14071.6)×22.4=145781.0kgt3=160℃，P2=4.3假设T4=226℃，可查的饱和蒸气压Ps=3.4.1热量守恒同理可列表如下：表3.6水洗塔气体焓变计算表组分HT3(kJ/kmol)HT4(kJ/kmol)Hi(kJ/kmol)H21410.811402.996-7.81354CO-25005.9-25013.9-8.00525CO2-92041.3-92053.3-11.9716CH4-15923-15935.6-12.5334N21404.9681397.025-7.94211H2S-3112-3121.9-9.89901COS-30617.9-30631-13.0656表3.7相关焓值表组分H227.12,g(kJ/kg)H226,g(kJ/kg)H226,l(kJ/kg)H160,l(kJ/kg)H2O2802.522802.33971.46677.63ΔH1==-2.764×105kJΔH2=(n汽-G1)×(H226,g-H227,12,g)=(14071.6×18-G1)×(2802.33-2802.52)=4.812×104+0.19GΔH3=n水×(H226,l-H160,l)+G1×(H226,l-H227.12,g)=145781×(971.46-677.63)+G1×(971.46-2802.52)=4.283×107-1831.06由ΔH1+ΔH2+ΔH3=0，解得G1=23216.03.4.2相平衡等式由Ps/(P总-Ps)=(n汽-G2)/n干得：2.598/（4.076-2.598）=(14071.6-G2/18)/7622解得G2=12128.3kg/h，与G1=故降低T4，假设T4=225.13G1=22706.0kg/h，G2=22582.9kg所以两者收敛，取平均值得G=（22706+22582.9）/2=22644.5kg湿含量=(12813.6×18)/(7622×22.4)=1.351kg/Nm3.5小结图3-4带主要节点的PFD图节点P(MPa)T(℃)主要组分湿含量(kg/Nm3)14.11350水煤浆/24.1228.00CO，H2，CO2，H2O1.55034.088227.12CO，H2，CO2，H2O1.48444.076225.13CO，H2，CO2，H2O1.351表3.8各主要节点参数表第4章设备计算及选型4.1气化室已知条件：日处理煤2000吨，即每小时处理煤83.3吨，煤浆停留时间τ=9.0s，气化炉气流速度u=1m/s，单层耐火砖厚度为550mm，空气密度ρ0=1.20kg/m3，风速vw=60m/s，许用压力S=75MPa，校正系数E=1，腐蚀余量TC=3mm，碳钢材料密度ρt=4.1.1计算炉体内径和气化室高度由P0V0=n0RT0；P1V1=n0RT1，可得V1=(P0V0/T0)×T1/P1=n0RT1/P1=12.1195×1000×8.3145×1623.15/(4.1×106)=39.89m3=39.89×{(2000×103/86400)/100}m3/s=9.234m由Di=D炉+2D耐/水冷壁，可得Di=+2×550mm=×1000+2×550≈4529 由L燃烧室=uτ，L激冷室=1.1L燃烧室L燃烧室=9×1=9m Lt≈2.1L燃烧室=壁厚校核1）承受内压计算TP=PgRi/(SE-0.6Pg)=PgDi/2(SE-0.6Pg)=4.0×2264.5/（75×1-0.6×4.0）=12）承受风压计算Tw=ρ0vw2（Do+0.432）×Lt/SπDi D0=Di+2TP=(4529+2×124.77)/1000=4.则Tw=1.20×602×（4.779+0.432）×18.9/(75×π×4.5292)=88.033）环向焊缝强度计算Tg=PgRi/(2SE+0.4Pg)=4.0×2264.5/（2×75×1+0.4×4.0）=54）壁厚核算Tb=Tw+Tg=88.03+59.75=1TS=max(Tb,Tp)+TC=147.78+3=14.1.3外径计算D=Di+2TS=4529+2×150.78≈48314.1.4气化炉塔重及价格 根据经验公式：We=ρtVR=ρtπDi(Lt+0.8116D0)×TS =7860π×4.529×（18.9+0.8116×4.779）×0.15078 =384102 CP=exp[6.950+0.1808lnWe+0.02468(lnWe)2+0.0158Lt/Di×ln(Tb/Tp)] =638404美元4.2喷嘴喷嘴是水煤浆气化技术的核心。喷嘴性能好坏，将直接影响气化反应结果、耐火砖及其喷嘴自身的使用寿命。华东理工大学在多年科技攻关基础上，与原鲁南化肥厂、水煤浆气化及煤化工国家工程研究中心合作，研制出新型水煤浆气化喷嘴，实现了技术创新与工业应用。气体在烧嘴内流动为绝热等熵过程，内氧通道占总氧20%，外氧通道占80%，T1=50℃，P2=4.1MPa，氧气绝热系数k=1.405。氧气粘度系数μ02=0.0205mPa•S，氮气粘度系数μN2=0.0178mPa•S，粗糙度ε=0.2mm。中心氧管道直径18.8mm，外氧管道直径4由绝热等熵过程，可得 T2/=T1(P2/P1)(k-1)/k，令(P2/P1)(k-1)/k=x，即T2=T1x，在操作态下，出喷嘴中心氧气体积：由P0V0/T0=P2V2/T2，可得V2=(0.2P0V0/T0)×T2/P2 =0.2n0R×T2/P2=(0.2×76.9959)/（4×22.4）×1000×8.3145×T1x/(4.1×106)=0.113xm3/100kg=0.113x×{(2000×103/86400)/100}=0.026xm3/s则氧气出口流速u2=V2/(×D中2)=0.026x/（×0.01682）=117.3xm/s由伯努利方程，可得u22/2g-u12/2g=×k/(k-1)×P1/×[1-(P2/P1)k-1/k]由于氧气管道直径D氧>喷嘴出口直径d，u1<<u2，故u1≈0。已知=0.85，k=1.405，P1/=RT1/M，M=0.98×32+0.02×28=31.92g/mol，则(117.3x)2/(2×9.8)-0=0.85×1.405/0.405×(8314.5×323.15/31.92)×(1-x) 解得：x=0.997，则有T2=T1x=323.15×0.997=322.18K，即49.03°C P1=P2/(xk/(k-1))=4.1/(0.9971.405/0.405)=4.14Mpa u2=117.3x=116.9m出口处流体参数：=P2M/RT2=(4.14×106×31.92×10-3)/(8.3145×322.18)=49.33kg/mμ=0.98μO+0.02μN=0.98×0.0205+0.02×0.0178=0.02045mPa•SRe=du2/μ=49.33×116.9×0.0168/(0.02045×10-3)=4737417ε/d=0.2/16.8=0.0119阻力损失Hf=(λl/d+ζ)×u22/2g=(0.038/0.0168+0.5)×116.92/(2×9.8)=1压力损失ΔP=ρgHf=49.33×9.8×1925.7=931kPa4.3喷嘴外部冷却器外部冷却水：进口水温30℃，出口水温33℃，压力2.0MPa，流量F1。喷嘴冷却水：进口水温45℃，出口水温40℃，压力3.0MPa，流量30t/h。Q1=F1×(H2-H1)=F1×(140.077-127.533)×103=12544F1Q2=F2×(H2-H1)=F2×(191.047-170.183)×103=20864F2由Q1=Q2，可得F1=49.9t/h。4.4泵的选型流量Q=30t/h，位差为12m，阻力损失Hf=3m，进口压力P1=1.0atm，出口压力P2=3.0MPa，进口管径Di=80mm，出口管径Do=66mm，ρ=1000kg/m由Q=πDi2/4×u1×ρ=πDo2/4×u2×ρ=30t/h可得u1=1.66m/s，u2=2.44H=△Z+△H+△P/(ρg)+△u2/(2g)=(Z2-Z1)+Hf+(P2-P1)/(ρg)+(u22-u12)/(2g)=12+3+(3.0×106-101325)/(1000×9.8)+(2.442-1.662)/(2×9.8)=310根据标准可选泵型：泵型ISQJ20-150/25，电机功率15kw，额定电流35.2A，出水管直径2寸。4.5管道的选型4.5.1氧气管道计算与选型耗氧量VN=64163.3Nm3/h，氧气流速u=6m/s，温度25℃，压力为4.由PoVo/To=PV/T，可得V=64163.3×101325×298.15/(273.15×4.2×106×3600)=0.4694m由V=πD2/4×u，可得D=（4V/πu）1/2=315.6mm根据标准可选管型O-F1-340-B7A4.5.2煤浆管道计算与选型水煤浆质量流量Q=(2000×1000)/(24×0.6)=138888.89kg/h，密度取ρ=1300kg/m3，输送经济流速u=V=138888.89/(1300×3600)=0.0297m由V=πD2/4×u，可得D=（4V/πu）1/2==275根据标准可选管型CWS-F1-300-B8A。4.5.3水煤气管道计算与选型每小时产生水煤气量=1.66×2.0×106/86400=38.43Nm3/s，安全经济的气体流速u=7m/s，压力P=4.076MPa，温度225由PV/T=PoVo/To，可得V=38.43×101325×498.15/(273.15×4.088×106)=1.743m由V=πD2/4×u,可得D=（4V/πu）1/2=563根据标准可选管型CG-F3-580-B9A。第5章设备一览表5.1主要设备一览表流程位号设备名称外型尺寸技术特征介质T/℃P/MPaR-1201气化炉高18.9炉膛内径4.529水煤气13004.0X-1202洗涤冷却室—水煤气进：1300出：231.54.0C-1301旋风分离器—水煤气进：231.5出：229.94.0T-1301水洗塔—水煤气进：229.9出：2254.05.2管道及辅助设备一览表名称标注流量t/h流速m/s喷嘴冷却水泵ISQJ20-150/2530—氧气管道O-F1-340-B7—6水煤浆管道CWS-F1-300-B8A—0.5水煤气管道CG-F3-580-B9A—7第6章设备配合条件6.1公用工程本工艺中主要涉及水、电、汽的配套使用：预热水煤浆用中压蒸汽P=38atm。冷却喷嘴冷却水：进口温度32℃，流量30t/h。6.2自控工程及其它F流量（flow）I显示（index）C控制(control)A警报（alarm）R记录（record）L低限(low)H高限（high）T温度P压力L液位(1)水煤