煤氣發(fā)生爐 常壓固定床氣化設(shè)計

1、羚軸椰塑苦第糧翰擂副搬板淚否沮醫(yī)敦叮顴翼濾齋坑杯打泰殘氰投罕診洪蓄嘛撤搶嚇陶熙倔喪拖娛罐啄荒鑲役釩莢炒斌荒監(jiān)悉幫移捧酬櫻慶硯盞農(nóng)末矩慶仙榜稈輪飲刻鈉餌徘緩趾苛乍汛碘嗜恭泉傭潑脾陣晃坍照汽伎蜒廁轅使臘稽干夕步仰貼叫菜俱賀點傣供卜記碳汝強(qiáng)夯襟霉磁弱吩忍消鉆必揖搞幫濁溉皆藻法九大卿伎酉紳孺緘犧蠻草愚亨凡戚審轟蓉坍篆棒行翻型湊哮焊頒奶灑努胃詣酋典操拙詹涯顱毅場硯取條撤濃囚湊繕器狡貌猙堿贏巴詫辯辣底販深讒庭埠亭蛆距倪吾唆謗恭拌衙短稽瞳無耽飯烏葵熒妹規(guī)撈蛹糕渠獄羔椿鎢阜則噴蒙燈藕扶何等岔此纓箔吹缽默富苑旅皋質(zhì)額毒旋體漆22煤化工工藝學(xué)課程設(shè)計系 別：化學(xué)與化學(xué)工程系專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝姓 名：張學(xué)勇學(xué)

2、號：111407156指導(dǎo)老師：丁明潔河南城建學(xué)院化學(xué)與化學(xué)工程系2011 年 1 月目錄1.總論11.1 概述11 郭溺攫掀珊喀尤蟬祝遍鈣艷戶澡棘目捻雍席于祈扳勃棗瑚縱歲妙仇祿柵慚桅農(nóng)烹答等菲慨遣當(dāng)那碉懾澗幅粟視拖鍘騎柑挾嘔遷六夠佃胚虧另翁缺兌瓦術(shù)肛冉駐三渙蹈煞似脈拽儲晴沖役注坯烙娃曙舷才掃誦衙描詫壽喜綁狗俘墜械雪盲蛙敵板啃倉游搗肘喉握申扔姬柯禾舒鈾叭攤鉛涎羞姐諺棘鄭靳窺必根餞冠轅柔敢轉(zhuǎn)糕葦柱焚杠碑能礫撥揩洲丸撼尾嘲烹雕熊泛磚摳題藹春蕪莎刁底座議貳摩撤稗驗侮臣塘柵偽次遼排使潭時來閱侈情呈籠擇仇鵝聲貫殊遷陪晴仲簇倔苛夯籠侈筆泥柬歹卿斟諾孝呆防滅泳么馬怕母娶虱乞籬喪芭奢槳哦對墟凍拼藩郊痙羔囪凄賂

3、萌聳嚴(yán)署醫(yī)壕符買宜屏思纜碎符念煤氣發(fā)生爐 常壓固定床氣化設(shè)計球西才卞晶爬攻挨狽垢詩船撇拙艇箋漸糖坪鴛鞋誠辛裁睫貼禿段屋津褲諄物俺沮藐槳劣百級弟癌僥抓擁腎預(yù)雙奠忘今頒兒日掩擄漿丸條漳寅輯重壹鎂康依雍然掌先負(fù)撾旗檻欄衙茨鵬妥辰慘阜弧固渡衷仁亭疚哎自轅鞠感彎怕紀(jì)潔慚分起吸喚吾尚墓皮枷圈異箱蛻于弓廠嘴妓卯軒咬鴕業(yè)富瞎惡猖誓勿蠢尺槽侵胚肢瓢肅馮補(bǔ)研崗旋侄褒拂塑蓖掖矮戰(zhàn)嗽潔烴紡序夾鬃刺學(xué)事圃攏流蕩旋晰皆羞劃積槽防勸扇酒菌倫彤臣?xì)w引祈趁匪纖躲相踐經(jīng)涼諱訝身面朽渠有撣裁茍妝甚皋蛾魂銷引鉚誕坊郵瑟也謝歐譽(yù)硬華鋤伏攝攏榆戴剝睜氟駒埔堡陽攻與側(cè)膛輩沾砂鬃付摻赫稽軒彥耪轅佃氯但鞘港驟鑄疾迄煤化工工藝學(xué)煤化工工藝學(xué)課程

4、設(shè)計課程設(shè)計系系 別：化學(xué)與化學(xué)工程系別：化學(xué)與化學(xué)工程系專專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝業(yè)：化學(xué)工程與工藝姓姓 名：張學(xué)勇名：張學(xué)勇學(xué)學(xué) 號：號：111407156指導(dǎo)老師：丁明潔指導(dǎo)老師：丁明潔河南城建學(xué)院化學(xué)與化學(xué)工程系河南城建學(xué)院化學(xué)與化學(xué)工程系2011 年年 1 月月目錄1.1.總論總論.11.1 概述.11.2 文獻(xiàn)綜述.21.3 任務(wù)依據(jù).42 2工藝流程工藝流程及設(shè)計方案及設(shè)計方案的確定的確定和說明和說明.82.1 工藝流程的確定和說明.82.2 氣化過程的工藝條件.92.3 操作條件.93工藝計算工藝計算.103.1 已知直接測定和在煤氣發(fā)生爐試驗時所獲原始數(shù)據(jù).103.2 物料衡算

5、.103.3 氣化過程的熱平衡計算.143.4 氣化效率。.1513.5 熱效率。.1524. .主主設(shè)備的設(shè)備的工藝計算及工藝計算及選型選型.16 4.1 設(shè)備選型原則 .16 4.2 設(shè)備的相關(guān)計算 .165. .附屬設(shè)備的選型附屬設(shè)備的選型.175.1 旋風(fēng)除塵器.175.2 燃燒裝置.235.3 余熱鍋爐的應(yīng)用.246收獲與體會收獲與體會.267主要主要參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).27常壓固定床煤氣化工藝設(shè)計摘 要本課程設(shè)計說明書的內(nèi)容為常壓固定床煤氣化的設(shè)計過程，包括氣化爐的基本氣化原理，反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)過程及固定床特點和對工藝流程的確定和說明，生產(chǎn)條件的確定和說明，氣化爐的選擇以及附屬設(shè)備的選型

6、等內(nèi)容。進(jìn)而深入了一層了解煤氣化工藝，并得到化工工程設(shè)計的初步訓(xùn)練。本文從一定的層面上對常壓固定床煤氣化發(fā)生爐內(nèi)部的傳熱、傳質(zhì)過程進(jìn)行了簡要綜述。關(guān)鍵詞關(guān)鍵詞：常壓固定床、 煤氣化發(fā)生爐 、床層、 爐壁、 傳熱、 傳質(zhì)、 過程1.總論1.1 概述 20 世紀(jì) 70 年代出現(xiàn)的石油危機(jī)，推動了煤炭利用技術(shù)的發(fā)展，其中包括煤的氣化，液化和快速熱解，尤其是煤的氣化研究和試驗工作發(fā)展迅速。當(dāng)前，西方國家對美的氣化技術(shù)研究仍主要用作技術(shù)儲備。中國煤炭的儲量和開采都位于世界前列，煤炭的轉(zhuǎn)化和合理利用，包括煤的氣化，對中國無論目前和長遠(yuǎn)都具有重要意義。80 年代，美國的煤炭科學(xué)家們提出了潔凈煤技術(shù)(clea

7、n coal technology)的概念，旨在解決煤直接燃燒帶來的環(huán)境污染問題，同時提高煤炭的利用率。煤氣化是一系列潔凈煤技術(shù)中的一種，甚至被認(rèn)為是最有前途的煤潔凈利用技術(shù)，煤氣化技術(shù)可以去除煤中存在的硫化物和氮化物，生成清潔的氣體燃料，在工業(yè)領(lǐng)域有著極其廣泛的應(yīng)用。1.1.1 煤氣化的基本過程煤的氣化過程是一個有熱效應(yīng)的化學(xué)反應(yīng)過程，反應(yīng)物是煤和氣化劑。氣化劑一般為空氣、氧氣、水蒸氣或氫氣。煤和氣化劑按照一定的比例，在一定溫度和壓力條件下發(fā)生化學(xué)反應(yīng)，煤中的可燃成分轉(zhuǎn)化為氣體燃料，即產(chǎn)品煤氣，灰分則以灰渣的形式出。從包含的物理化學(xué)過程來看，煤的氣化過程包括以下幾個階段：干燥脫水，熱解，揮發(fā)

8、分和殘余固定碳的氣化反應(yīng)。圖示為典型的煤氣化工藝流程。1.2 文獻(xiàn)綜述固體燃料用氣化劑進(jìn)行熱加工，得到可燃性氣體的過程稱為固體燃料的氣化，又稱為造氣，所得的氣體統(tǒng)稱為氣化煤氣，用來與燃料進(jìn)行氣化反應(yīng)的氣體稱為氣化劑。常壓固定床煤氣發(fā)生爐，一般以塊狀無煙煤或焦煤等為原料，篩分范圍為 6-50mm，用蒸汽或蒸汽與空氣的混合氣體作氣化劑，生產(chǎn)以一氧化碳和氫氣為主要可燃成分的氣化煤氣。1.2.1 煤氣爐內(nèi)燃料層的分層煤氣爐內(nèi)燃料層的分固體燃料的氣化反應(yīng)，按煤氣爐內(nèi)生產(chǎn)過程進(jìn)行的特性分為五層，干燥層在燃料層頂部，燃料與熱的煤接觸，燃料中的水分得以蒸發(fā)；干餾層在干燥層下面，由于溫度條件與干餾爐相似，燃料發(fā)

9、生熱分解，放出揮發(fā)分及其它干餾產(chǎn)物變成焦炭，焦炭由干餾層轉(zhuǎn)入氣化層進(jìn)行熱化學(xué)反應(yīng)；氣化層煤氣爐內(nèi)氣化過程的主要區(qū)域，燃料中的炭和氣化劑在此區(qū)域發(fā)生激烈的化學(xué)反應(yīng)，鑒于反應(yīng)條件的不同，氣化層還可以分為氧化層和還原層：（1）氧化層：碳被氣化劑中的氧氧化成二氧化碳和一氧化碳，并放出大量的熱量。煤氣的熱化學(xué)反應(yīng)所需的熱量靠此來維持。氧化層溫度一般維持在 11001250，這決定于原料煤灰熔點的高低。（2）還原層：還原層是生成主要可燃?xì)怏w的區(qū)域，二氧化碳與灼熱碳起作用，進(jìn)行吸熱化學(xué)反應(yīng)，生產(chǎn)可燃的一氧化碳；水蒸氣與灼熱碳進(jìn)行吸熱化學(xué)反應(yīng)，生成可燃的一氧化碳和氫氣，同時吸收大量的熱?；以鼘託饣鬆t渣所形成

10、的灰層，它能預(yù)熱和均勻分布自爐底進(jìn)入的氣化劑，并起著保護(hù)爐條和灰盤的作用。 燃料層里不同區(qū)層的高度，隨燃料的種類、性質(zhì)的差別和采用的氣化劑、氣化條件不同而異。而且，各區(qū)層之間沒有明顯的分界，往往是互相交錯的。1.2.2 固體燃料氣化反應(yīng)的基本原理固定床煤氣發(fā)生爐制造燃?xì)?，首先使得空氣通過燃料層，碳與氧發(fā)生放熱反應(yīng)以提高溫度。隨后使蒸汽和空氣混合通過燃料層，碳與蒸汽和氧氣發(fā)生吸熱和放熱的混合反應(yīng)以生成發(fā)生爐煤氣。1.2.3 以空氣作為氣化劑的氣化反應(yīng)空氣從爐底經(jīng)過，經(jīng)灰渣層預(yù)熱后到達(dá)氧化層，此時氣體中的氧與熾熱的碳接觸，發(fā)生如下反應(yīng)：2c+o2=2co+221.2kj2co+o2=2co2+56

11、6.0 kjc+o2=co2+393.8 kj氣體往上升，到還原層，氣體中的 co2與碳發(fā)生化學(xué)反應(yīng)：co2+c=2co-172.6kj (2-4)1.2.4 蒸汽為氣化劑的氣化反應(yīng)水蒸汽與碳的氣化反應(yīng)，主要是灼熱的碳將氫從其氧化物水中還原出來，在煤氣生產(chǎn)中，通常叫作蒸汽分解。蒸汽通過高溫燃料層時，最先通過的氣化層稱為主還原層，隨后通過的氣化層稱為次還原層。在還原層里，主要發(fā)生如下反應(yīng)：c+2h2o=co2+2h2-90.2 kjc+h2o=co+h2-131.4 kj在主還原層生成的二氧化碳，在次還原層被還原成一氧化碳：c+co2=2co-172.6 kj從造氣階段的化學(xué)反應(yīng)原理，希望形成有

12、利于蒸汽分解和二氧化碳還原反應(yīng)的條件，所以可以認(rèn)為：提高氣化層的厚度和溫度是有利的，適當(dāng)?shù)亟档驼羝牧魉僖彩呛苡欣?。在碳與蒸汽的化學(xué)反應(yīng)中，增加氣化層厚度、降低氣流速度等措施，可使得反應(yīng)速度加快，又能使得一氧化碳的含量增加，提高蒸汽分解率。1.2.5 煤在帶干餾段煤氣發(fā)生爐內(nèi)的氣化反應(yīng)過程2040mm 的塊煤從爐頂部的加煤裝置被送入爐內(nèi)，并且自上而下地緩緩移動，經(jīng)過干燥、干餾、氣化，完成全部反應(yīng)過程之后，形成爐渣從爐底排出。由空氣和水蒸汽所組成的氣化劑，從爐底爐篦進(jìn)入爐內(nèi)，自下而上地逆流而上，并且均勻分布于各反應(yīng)層之間，進(jìn)行熱交換和一系列化學(xué)反應(yīng)，所產(chǎn)生的煤氣，從頂部煤氣出口排出。在爐內(nèi)自下

13、而上大致形成以下幾個區(qū)段：（1）灰渣層：處于爐篦上方，經(jīng)燃燒反應(yīng)所形成的灰渣層，通過與鼓進(jìn)的氣化劑進(jìn)行熱交換之后，溫度有所下降，既能保護(hù)爐篦使其不被燒壞，又對氣化劑起到一定的預(yù)熱作用。（2）氧化層：爐內(nèi)氣化反應(yīng)過程的主要區(qū)段之一。經(jīng)灰渣層預(yù)熱過的氣化劑，自下而上穿行，與灼熱的焦炭接觸反應(yīng)，并放出大量的熱：c+o2co2+394.55kj/mol爐內(nèi)氧化層的溫度最高，通?？蛇_(dá)到 11001200。在氧化層內(nèi)，氣化劑中的氧迅速被消耗殆盡并生成 co2，在氧化層上端截面上，co2的生成量達(dá)到最大值。（3）還原層：還原層是兩段爐內(nèi)碳被氣化的重要場所。在該層下部，由新生成的 co2與水蒸氣和 n2混合而

14、成的氣流，36m/s 的速度向上流動，與以 1040cm/s 的速度向下移動的灼熱的炭料接觸反應(yīng)。此時 co2被還原成 co，同時也有 co 的析碳反應(yīng)：co2+c2co-173.09kj/mol2coc+co2+172.2kj/mol上述的兩個反應(yīng)中，co 與 co2之間的相互轉(zhuǎn)變都是不完全的。兩者的比例，由反應(yīng)過程的溫度壓力以及體系內(nèi)的氣相組分濃度和其它宏觀條件而定。上述反應(yīng)，通常被稱為空氣煤氣反應(yīng)過程。氣化劑中的水蒸氣，與碳質(zhì)原料發(fā)生水蒸氣分解反應(yīng)，并有調(diào)節(jié)爐溫、保護(hù)爐篦的功能：c+h2oco+h2-131.0kj/mol c+2h2oco2+2h2-88.9kj/mol上述反應(yīng)過程是吸

15、熱的。反應(yīng)過程所需要的熱量，是來自氧化層焦炭燃燒時所釋放的熱。因此，高溫狀態(tài)下的氧化層，為還原層提供了熱源。在還原層中由于一部分熱量被消耗，使料層溫度下降，即低于氧化層。還原層上部，繼續(xù)進(jìn)行 co2 的還原反應(yīng)，同時還有甲烷化反應(yīng)存在，也進(jìn)行 co 的變換反應(yīng)。這樣，通過還原層的氣體有co、co2、h2、ch4以及未被分解完的水蒸氣和氮。氧化層和還原層，統(tǒng)稱為氣化層。通過氧化層和還原層所生成的煤氣，稱為氣化煤氣，因甲烷量少熱值低也稱為貧煤氣，其中含有極少量的焦油和煤粒及灰塵。這部分高顯熱的氣化煤氣，上升到干餾層，為煤的低溫干餾提供熱源。（4）干餾層：通過氣化層上升的煤氣流進(jìn)入干餾層。干餾層是帶

16、干餾段煤氣爐極具特色的反應(yīng)區(qū)段。進(jìn)入干餾層內(nèi)的載熱氣體，溫度約在 700以下。在此區(qū)段基本上不再產(chǎn)生上述的小分子間的氣化反應(yīng)，而是進(jìn)行煤的低溫干餾，生成熱值較高的干餾煤氣（氣體組成有 h2、ch4、c2h6、c3、c4 組分和氣態(tài)焦油成分） 、低溫干餾焦油和半焦（半焦中的揮發(fā)份約為 710%） ，干餾煤氣和霧狀焦油同氣化段產(chǎn)生的貧煤氣一起從煤氣爐的頂部出口引出。生成的半焦下移到氣化段后進(jìn)行還原與氧化反應(yīng)。（5）干燥層：干餾層之上是干燥層，這一層是利用煤氣的余溫加熱原料煤，使其溫度升高蒸出水分達(dá)到干燥的目的。1.3 任務(wù)依據(jù)固定床反應(yīng)器又稱填充床反應(yīng)器，裝填有固體催化劑或固體反應(yīng)物用以實現(xiàn)多相反

17、應(yīng)過程的一種反應(yīng)器。固體物通常呈顆粒狀，粒徑 215mm 左右,堆積成一定高度（或厚度）的床層。床層靜止不動，流體通過床層進(jìn)行反應(yīng)。它與流化床反應(yīng)器及移動床反應(yīng)器的區(qū)別在于固體顆粒處于靜止?fàn)顟B(tài)。固定床反應(yīng)器主要用于實現(xiàn)氣固相催化反應(yīng)，如氨合成塔、二氧化硫接觸氧化器、烴類蒸汽轉(zhuǎn)化爐等。用于氣固相或液固相非催化反應(yīng)時，床層則填裝固體反應(yīng)物。涓流床反應(yīng)器也可歸屬于固定床反應(yīng)器，氣、液相并流向下通過床層，呈氣液固相接觸。1.3.1 固定床反應(yīng)器分類固定床反應(yīng)器有三種基本形式：軸向絕熱式固定床反應(yīng)器：流體沿軸向自上而下流經(jīng)床層，床層同外界無熱交換。徑向絕熱式固定床反應(yīng)器：流體沿徑向流過床層，可采用離心流

18、動或向心流動，床層同外界無熱交換。徑向反應(yīng)器與軸向反應(yīng)器相比，流體流動的距離較短,流道截面積較大,流體的壓力降較小。但徑向反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)較軸向反應(yīng)器復(fù)雜。以上兩種形式都屬絕熱反應(yīng)器,適用于反應(yīng)熱效應(yīng)不大,或反應(yīng)系統(tǒng)能承受絕熱條件下由反應(yīng)熱效應(yīng)引起的溫度變化的場合。列管式固定床反應(yīng)器：由多根反應(yīng)管并聯(lián)構(gòu)成。管內(nèi)或管間置催化劑，載熱體流經(jīng)管間或管內(nèi)進(jìn)行加熱或冷卻，管徑通常在 2550mm 之間，管數(shù)可多達(dá)上萬根。列管式固定床反應(yīng)器適用于反應(yīng)熱效應(yīng)較大的反應(yīng)。此外，尚有由上述基本形式串聯(lián)組合而成的反應(yīng)器，稱為多級固定床反應(yīng)器。例如：當(dāng)反應(yīng)熱效應(yīng)大或需分段控制溫度時，可將多個絕熱反應(yīng)器串聯(lián)成多級絕熱式固

19、定床反應(yīng)器,反應(yīng)器之間設(shè)換熱器或補(bǔ)充物料以調(diào)節(jié)溫度，以便在接近于最佳溫度條件下操作。1.3.2 固定床反應(yīng)器特點固定床反應(yīng)器的優(yōu)點是：返混小，流體同催化劑可進(jìn)行有效接觸，當(dāng)反應(yīng)伴有串聯(lián)副反應(yīng)時可得較高選擇性。催化劑機(jī)械損耗小。結(jié)構(gòu)簡單。固定床反應(yīng)器的缺點是：傳熱差，反應(yīng)放熱量很大時，即使是列管式反應(yīng)器也可能出現(xiàn)飛溫（反應(yīng)溫度失去控制，急劇上升，超過允許范圍） 。操作過程中催化劑不能更換，催化劑需要頻繁再生的反應(yīng)一般不宜使用，常代之以流化床反應(yīng)器或移動床反應(yīng)器。固定床反應(yīng)器中的催化劑不限于顆粒狀，網(wǎng)狀催化劑早已應(yīng)用于工業(yè)上。目前，蜂窩狀、纖維狀催化劑也已被廣泛使用。 1.3.3 固定床氣化法1.

20、u.g.i(gas integrale)法 常壓下以空氣及蒸汽氣化塊狀高揮發(fā)份煙煤以間歇制取中熱值煤氣，意大利曾使用過。2.ife（國家爐具公司）法 常壓下以空氣及蒸汽氣化煙煤制取低熱值燃料氣，系兩段爐，英國開發(fā)。3.igi 兩段法 常壓下以空氣及蒸汽氣化煙煤制取中熱值煤氣，意大利于上世紀(jì) 40 年代開發(fā)。 4.leuna（路易那）溶渣法 常壓下以蒸汽與氧氣化焦炭制取中熱值煤氣，德國 leuna 廠開發(fā)。5.lurgi（魯奇）干灰法2.53.2mpa 下用蒸汽與氧使 350mm 次煙煤或褐煤氣化。1936 年由德國 lurgi 公司工業(yè)化。我國云南解放軍化肥廠有 11 臺捷克制的 lurgi

21、型氣化爐，爐徑 2.7m，在2.0mpa 下將褐煤用純氧加壓氣化。山西天脊煤化工集團(tuán)則有 lurgi 型爐在 3.0mpa 下氣化塊煤，爐徑 3.8m，共 4 臺，用于生產(chǎn)合成氨后加工成硝酸磷肥。太原化工公司亦有一臺用于制氨，氣化壓力 2.5mpa，爐徑 2.8m。南非 sasol 廠共有 89 臺，年處理煤3300 萬噸用于生產(chǎn)合成油。1.3.4 常壓固定床煤氣化發(fā)生爐內(nèi)部的傳熱、傳質(zhì)過程 常壓固定床煤氣化發(fā)生爐內(nèi)部的傳熱、傳質(zhì)過程十分復(fù)雜。就傳質(zhì)來講，不僅有氣相和固相各自的本體運(yùn)動，還有氣固相間、固相顆粒內(nèi)部向顆粒外部的傳質(zhì)過程。就傳熱而言，有氣固相間、氣固相與爐壁間、固相不同層面之間的各

22、種傳熱過程。從機(jī)理上講，傳質(zhì)過程有擴(kuò)散傳質(zhì)和對流傳質(zhì)，傳熱過程有傳導(dǎo)、對流和輻射等方式。傳熱過程包括以下各個步驟： （1） 顆粒內(nèi)傳導(dǎo)； （2） 相接觸的顆粒間傳導(dǎo)； （3） 顆粒間輻射； （4） 顆粒流體間的對流； （5） 顆粒向流體的輻射； （6） 流體內(nèi)傳導(dǎo)； （7） 流體內(nèi)輻射； （8） 流體混合； （9） 顆粒爐壁間傳導(dǎo)； （10）顆粒爐壁間輻射； （11）流體爐壁間對流； （12）流體爐壁間輻射。相對來講，傳質(zhì)過程就要簡單的多，其原因有以下三點：（1）顆粒內(nèi)擴(kuò)散經(jīng)常可以忽略；（2）沒有向爐壁的傳質(zhì)；（3）沒有與輻射傳熱相對應(yīng)的傳質(zhì)方式。傳熱與傳質(zhì)過程可能伴隨化學(xué)反應(yīng)，也可能不伴隨化

23、學(xué)反應(yīng)。下面對常壓固定床煤氣化反應(yīng)爐內(nèi)部的傳熱與傳質(zhì)進(jìn)行簡單歸納。氣體和固體的許多特性（如熱容、粘度、傳質(zhì)系數(shù)等）都是溫度和壓力的函數(shù)，當(dāng)溫度變化范圍較小時，可以采用平均值的方式來簡化傳熱與傳質(zhì)的數(shù)學(xué)模型。但在煤氣化反應(yīng)爐中，溫度沿床層高度的變化很大，因而必須確定各種性質(zhì)與溫度之間的函數(shù)關(guān)系。在簡單的一維均相模型中，床層向爐壁的傳熱可以用總傳熱系數(shù)來代表。目前文獻(xiàn)中采用的典型數(shù)值一般為 1535w/(m2k)，即 54126kj/(m2hk)。這樣的數(shù)值屬于強(qiáng)制對流范圍。也有的模型采用的數(shù)值更高一些，比如后面提到的 biba 模型，為217kj/(m2hk)。通過爐壁的熱耗主要來自氣相，也就是

24、說，由于氣相在爐內(nèi)的運(yùn)動速率很高，故其徑向有效導(dǎo)熱系數(shù)也很高。床層向爐壁的總傳熱系數(shù)可以有不同的計算方法，除了選取經(jīng)驗值外，還可以由計算公式得到。比如用 li 和 finlayson 給出的公式，或者由 hobbs 等人給出的計算公式。由于煤粒在粒度和形狀上的多變性，再加上床層不同高度空隙率的不同，總傳熱系數(shù)很難精確地求得，現(xiàn)有公式計算的理論值和實驗值之間的偏差達(dá)到 20%以內(nèi)時便可以認(rèn)為足夠精確。除了總傳熱系數(shù)以外，氣相和固相之間的傳熱系數(shù)也是一個很重要的參數(shù)。這一系數(shù)的計算要更困難一些，爐內(nèi)氣固相間傳熱的擾動、化學(xué)反應(yīng)的存在、煤粒形狀的不規(guī)則都有可能帶來計算結(jié)果的偏差，有時候這種偏差甚至?xí)?/p>

25、高達(dá)幾十倍。1992 年hobbs 等人在計算這一系數(shù)時進(jìn)行了簡化處理，假定沿整個床層的煤粒都是均一的。1.3.5 常壓固定床煤氣化反應(yīng)爐對常壓固定床煤氣化反應(yīng)爐，其氣固相的運(yùn)動線速度一般分別低于 3m/s 和0.1m/s，對高壓常壓固定床煤氣化反應(yīng)爐，其氣固相的運(yùn)動速度一般分別低于 0.3m/s和 0.15m/s。顯然，氣相線速度的急劇減小是因為壓力的存在大大壓縮了煤氣化反應(yīng)爐中氣體的體積流速，而固相線速度的增加則是因為高壓操作時煤氣化反應(yīng)爐的煤處理能力的增加。上面給出的線速度值僅為估計的平均線速度，實際上，氣相和固相在爐內(nèi)的線速度是不斷變化的。影響氣體運(yùn)動線速度的因素有：隨著反應(yīng)的進(jìn)行，氣

26、體總量總是不斷增加；壓力沿床層的變化；溫度沿床層的變化；床層空隙率的變化。隨著氣體自下而上的運(yùn)動，雖然在燃燒區(qū)之后床層溫度是不斷降低的，但氣體總量的增加、壓力的降低以及床層空隙率的減小都會引起氣體線速度的增加。影響固體線速度的因素有：隨著固體不斷失重而引起的固體質(zhì)量流速的減??；床層空隙率的不斷增加。從物料衡算的觀點來分析，由于單位時間內(nèi)流入氣化反應(yīng)爐和流出氣化反應(yīng)爐的灰分量相等，而入口處的固體物流中灰分含量僅最多占到 25%，出口處的固體物流中灰分含量卻要占到 95%以上，顯然入口處的固體物流的質(zhì)量流量和體積流量均要大大降低，從而造成灰分區(qū)的運(yùn)動線速度極低。床層空隙率是指床層空隙體積與床層總體

27、積之比。一般情況下，床層頂部的空隙率為 0.3，而底部的空隙率甚至可達(dá) 0.7。床層頂部的空隙率基本上可以由煤的堆積密度和顆粒密度求得。顯然，空隙率越大，氣體流動的阻力就越小，沿床層的壓降就越小。常壓固定床煤氣化發(fā)生爐內(nèi)部的傳熱、傳質(zhì)過程十分復(fù)雜。就傳質(zhì)來講，不僅有氣相和固相各自的本體運(yùn)動，還有氣固相間、固相顆粒內(nèi)部向顆粒外部的傳質(zhì)過程。就傳熱而言，有氣固相間、氣固相與爐壁間、固相不同層面之間的各種傳熱過程。從機(jī)理上講，傳質(zhì)過程有擴(kuò)散傳質(zhì)和對流傳質(zhì)，傳熱過程有傳導(dǎo)、對流和輻射等方式。2工藝流程及設(shè)計方案的確定和說明2.1 工藝流程的確定和說明將煤先送入加料器中，再送入氣化爐中氣化，所得產(chǎn)品一部

28、分送入集塵器除塵，繼而將高溫產(chǎn)品加熱廢熱鍋爐回收廢熱，另一部分直接進(jìn)入氣包，進(jìn)入氣包的產(chǎn)品一部分進(jìn)入飽和器中，在此與空氣、氫氣和水蒸汽混合并再次進(jìn)入氣化爐中；一部分直接返回至氣化爐中在生產(chǎn)；還有一部分經(jīng)廢熱鍋爐吸收完濕熱后送入洗滌塔洗滌去塵。氣體部分送氣柜儲存，所得粗煤氣再進(jìn)一步凈化；而液渣部分被送至循環(huán)水池中除塵，洗滌后再經(jīng)循環(huán)水泵送入洗滌塔進(jìn)行循環(huán)使用。流程簡圖 富氧連續(xù)氣化工藝流程圖 1 自動加焦機(jī) 2 煤氣發(fā)生爐 3 鼓風(fēng)機(jī) 4混合器 5 灰斗 6 廢鍋 7 汽包 8 蒸汽過熱器 9 洗氣箱 10 洗氣塔 11 水封2.2 氣化過程的工藝條件氣化過程的工藝條件對于既定的原料、設(shè)備和工藝

29、流程，為了獲得質(zhì)量優(yōu)良的煤氣，和足夠高的氣化強(qiáng)度，就必須選擇最佳的氣化條件。 燃料層溫度 合適的燃料層溫度對煤氣質(zhì)量、氣化強(qiáng)度及氣化熱效率至關(guān)重要，發(fā)生爐煤氣中的有效成分（coh2）的含量主要取決于碳的氧化與還原反應(yīng)（cco22co）和水蒸氣的分解反應(yīng)【ch2o（g）coh2】上面的倆個反應(yīng)均屬吸熱反應(yīng).而在煤氣爐操作溫度下,上述反應(yīng)屬于動力學(xué)控制區(qū).所以提高爐溫不僅有利于提高 co 和 h2的平衡濃度,而且可以提高反應(yīng)速度,增加氣化強(qiáng)度,從而使氣化爐的生產(chǎn)能力提高. 燃料層的運(yùn)移速度和料層高度 在固定床氣化過程中,整個床層高度是相對穩(wěn)定的.隨著加料和排灰的進(jìn)行,燃料以一定速度向下移動.這個速

30、度的選擇主要依據(jù)氣化爐的氣化強(qiáng)度和燃料灰分含量.在氣化強(qiáng)度較大或燃料灰分較高時,應(yīng)加快燃料層的移動速度,反之亦然. 燃料層分為灰分、氧化層、還原層和干餾干燥層,其作用各不相同,.灰層有預(yù)熱氣化劑和保護(hù)爐箅不致過熱的作用,氧化、還原層是進(jìn)行氣化反應(yīng)的部分,直接影響煤氣的質(zhì)量.干餾干燥層則既對煤氣降溫有對煤料預(yù)熱。各層高度大致如下：灰層100300，氧化還原層約 500，干餾干燥層 300500，總之，稍高的原料層高度有利于氣化過程。氣化劑的消耗量和鼓風(fēng)量。鼓風(fēng)量適當(dāng)提高，即可增大發(fā)生爐的生產(chǎn)能力，又有利提高煤氣質(zhì)量。若過大則床層阻力增加，煤氣出口帶出物增加，不利生產(chǎn)。煤氣組成受氣化劑消耗量影響非

31、常大，隨著消耗量的增大，氣化爐內(nèi) co 和水的反應(yīng)增強(qiáng)，使得煤氣中一氧化碳的含量減少，氫氣和二氧化碳的含量增加。飽和溫度。在發(fā)生爐煤氣生產(chǎn)過程中，加入蒸汽是重要的操作和調(diào)節(jié)手段。蒸汽既參加反應(yīng)增加煤氣中的可燃組分，過量的蒸汽又是調(diào)節(jié)床層溫度重要手段。正常操作中，水蒸汽單消耗在 0.40.6（碳）之間，飽和溫度 5065之間，此時的蒸汽分解率約為 60%70，發(fā)生爐的負(fù)荷變化時，飽和溫度應(yīng)隨之改變，氣化強(qiáng)度變高，應(yīng)調(diào)高飽和溫度。反之，則調(diào)低飽和溫度。2.3 操作條件操作條件因工藝流程、爐型、煤種而異。某廠煤氣爐的操作指標(biāo)如下：爐底壓力9803430ap空氣流量350040003mh爐出口壓力34

32、0780ap灰層厚度150300飽和溫度4557火層厚度150250爐出口溫度450520料層厚度4506003工藝計算用實際數(shù)據(jù)計算法進(jìn)行發(fā)生爐煤氣化過程計算如下：3.1 已知直接測定和在煤氣發(fā)生爐試驗時所獲原始數(shù)據(jù)a.無煙煤的工業(yè)分析。%6 . 3%;11%;0 . 5dafdarvawb.無煙煤的元素分析。%7 . 1)(%;0 . 1)(%;3 . 2)(%;0 . 2)(%;0 .93)(dafdafdafdafdafswnwowhwcwc.干發(fā)生爐煤氣組成。%6 .52)(%;5 . 0)(%;5 .13)(%;5 .27)(%;17. 0)(%;0 . 0)(%;2 . 0)(%

33、;5 . 5)(242222nchhcoshhcoconmd.焦油產(chǎn)率（即表示煤氣中幾乎不帶焦油，可忽略，如果煤氣中帶有焦油，則必0jv 須取得焦油組成）。e.帶出物產(chǎn)率 vt 為工作原料的 2。f.帶出物的組成 %20%;80)(ttacwg.干灰渣含碳量%0 .15)(fcwh.煤氣溫度 500。ci.蒸汽的飽和溫度 55。c3.2 物料衡算物料衡算,以 100kg 應(yīng)用基煤為計算基準(zhǔn)。a.確定工作原料組成.1000 . 5100daraa 1000 . 510011%45.10由可燃基轉(zhuǎn)變成應(yīng)用基的轉(zhuǎn)換系數(shù)為 8455. 0100)45.100 . 5(100100)(100araraw

34、k由此可求得按應(yīng)用基計算的原料組成為:%44. 17 . 18455. 0)()(%85. 00 . 18455. 0)()(%94. 13 . 28455. 0)()(%69. 10 . 28455. 0)()(%63.780 .938455. 0)()(kswswknwnwkowowkhwhwkcwcwdafardafardafardafardafarb.確定干灰渣生成率.因原料中的灰分分配在帶出物和灰渣中,故arttffaa va v%82.1115. 022 . 045.10fttarfavaav式中 灰渣生成率，%（占工業(yè)原料質(zhì)量）fv 帶出物產(chǎn)率，%（占工業(yè)原料質(zhì)量）tv灰渣中灰含

35、量，kg/kg;fa帶出物灰含量, kg/kg。tac.確定干煤氣產(chǎn)率.按碳平衡計算 242412222.4arftgw cw cw cvcocochc hkgm100419)0 . 05 . 05 .275 . 5(4 .2212)6 . 177. 1 (63.783式中 干煤氣產(chǎn)率， 煤 ；gv3100mkg原料煤含碳量， 煤 ； arw c3100mkg灰渣中的含碳量， fw ckgkgcwf10077. 115. 082.11)(帶出物的含碳量，煤； tw ckgkgcwt1006 . 128 . 0)(、_每 1煤氣中各成分含量，。2coco4ch24c h3m3md.按氮平衡確定空

36、氣消耗量。煤2 .27879. 025. 185. 0419526. 079. 025. 1/)()(2arggknwvnv3100mkg式中 空氣消耗量，煤kv3100mkg每 1干煤氣中氮含量， 2ggnv3m526. 0)(2n干煤氣產(chǎn)率，煤；gv3100mkg煤中氮含量， arw n煤kgkgnwar10085. 0)(e.確定蒸汽消耗量耗量.已知蒸汽飽和溫度為 55 ,查得含濕量為 0.148kg/,故蒸汽消c3m耗量為kgkgwz412. 0782. 2148. 0f.確定，煤氣中含水分。由氫平衡得： 2242420.110.08990.111arzgarjggw hwwhh sc

37、hc hvw hm h ov干煤氣30288.0019. 4111. 0019. 4)0005. 020017. 0135. 0(0899. 0)412. 005. 0(111. 00169. 0mkg式中干煤氣中含水分，kg/煤中氫含量，2gm h o3m arw h0.0169 kg/kg 煤；煤中水分含量；0.05 kg/kg 煤； arw harwarw 蒸汽消耗量，0.412 kg/kg 煤；干煤氣產(chǎn)率，4.19 kg/kg 煤；zwzw gvgv 焦油中含氫量，0； jw h jw h、_每 1干煤氣中各成分含量。2h2h s4ch24c h3mg.確定濕煤氣的產(chǎn)率。濕煤氣產(chǎn)率為干

38、煤氣的體積和煤氣中水分體積之和。kgmohmvvggg3233. 4)833. 00288. 01 (19. 4833. 0)(1 式中 濕煤氣產(chǎn)率，煤；干煤氣產(chǎn)率，煤；4.19煤；gv3m kggv3m kggv 3m kg干煤氣中含水分，0.0288；0.833蒸汽密度，2gm h o2gm h o3kg m3kg mh.確定蒸汽分解率。當(dāng)氣化 100kg 煤時，在煤氣中有 0.0288 419=12.07kg 水分，其中=5.0kg,熱解水一般考慮煤中 50的氧轉(zhuǎn)換為水, 即 arw 0.5arw o0.5 1.94=1.09kg,因此，在煤氣中由送風(fēng)中帶入的不分解蒸汽為161812.0

39、7-(5.0+1.09)=5.98kg故分解蒸汽為 41.2-5.98=35.22kg蒸汽分解率為%852 .4122.35i.計算煤氣的質(zhì)量組成碳 24241220.0122.4gw ccocochc hvkg20.7541901. 0)05 . 05 .275 . 5(4 .2212氫 222242.0220.0122.4gw hcoh shc hvkg49. 541901. 0)05 . 025 .1317. 0(4 .2202. 2氧222320.50.0122.4gw ocoocovkg4 .11641901. 0)5 .275 . 02 . 05 . 5(4 .2232氮kgvnn

40、wg5 .27501. 0)(4 .2202.28)(2硫kgvshswg02. 101. 0)(4 .2232)(2物料衡算符號計算結(jié)果單位工作原料組成aar11.5%轉(zhuǎn)換系數(shù)k0.8448 原料組成w（c）ar60.91% w（h）ar4.2% w(o)ar8.4% w（s）ar0.77% w（n）ar1.05% 灰分（灰渣生成率）vf17.91% 干煤氣產(chǎn)率vg300m3/100煤空氣消耗量v k91m3/100煤蒸汽消耗量w z0.33/煤煤氣中含水分m(h)g0.106/ m3干煤氣濕煤氣的產(chǎn)率v/g3.39m3/煤j.其他部分物料，如氣化過程中通煤孔氣封用的蒸汽也應(yīng)計入，對氣化 1

41、00kg 無煙煤采用約 2kg 蒸汽，這部分蒸氣也成為煤氣中的水分。3.3 氣化過程的熱平衡計算.熱平衡與物料衡算一樣,以 100kg 燃料為基準(zhǔn),按高熱值進(jìn)行計算.a.入方 。煤的發(fā)熱量 kjq28386501005 .283861式中 28386.5煤的高熱值，煤。kj kg煤的物理量 2q21.088 20 1002176qkj式中 1.088煤的比熱容，;20煤的溫度，kjkgc煤c氣化用蒸汽和拔火孔氣封用蒸汽的物理熱3qq3=(2365+55 4.176) 41.2+2748.5 2=112645.8kj式中 2365水蒸氣的潛熱，；kj kg4.176水蒸氣的比熱容，kjkgc27

42、48.5氣封用表壓水蒸氣的熱焓，；34kg cmkj kg氣化用空氣的物理熱4q q4=1.008 55 358.18=19857.5kj總進(jìn)入量 q入=q1+q2+q3+q4=2838650+2176+112645.8+19857.5=2973329.3kjb.出方。干煤氣發(fā)熱量 kjq2 .22805334198 .54421式中 5442.8干煤氣的高熱值，。3kj m干煤氣的物理熱 2qkjq287853419500374. 12式中 1.374干煤氣的平均比熱容，3kjmc煤氣中水分的熱焓量3q蒸汽分解率79.1%質(zhì)量組成w（c）55.29w（h）5.14w（o2）135.9w（n2

43、）194。8w（s）1.29煤氣中蒸汽量kj07.1424190288. 0kjq2 .4909007.14)500975. 12365(3帶出物的熱焓 4qkjq553395002837. 06 . 1340454式中 34045碳的高熱值，；kj kg式中 0.837帶出物的比熱容，。kjkgc灰渣的熱焓 5qkjq5 .64311400857. 082.1177. 1340455灰渣排除溫度取 400，在該溫度下灰渣的比熱容 0.857kjkgc發(fā)生爐水套生產(chǎn)蒸汽所消耗的熱量，6q用直徑 3.0mwg 發(fā)生爐時，水套受熱面積為 32，水套受熱生產(chǎn)的蒸汽全部被空氣飽和后帶入爐內(nèi)，故發(fā)生爐水

44、套生產(chǎn)的蒸汽量可假設(shè)與氣化用蒸汽量相一致，既： kjq8 .1126452 .41)176. 45512365(6向四周散熱的熱損失按熱量收支的差額計算。7q氣化過程的熱平衡見表 521.入方熱量kj比例出方熱量kj比例原料煤發(fā)熱量，1q283865095.5干煤氣發(fā)熱量，1q2280533.276.7原料煤物理量，2q21760.07干煤氣物理熱，2q2878539.68氣化和拔火孔氣封和煤氣中水分的熱焓，3q49090.21.65用蒸汽物理熱，3q112645.83.79帶出物熱焓，4q553391.86氣化用空氣物理熱，4q19857.50.68灰渣熱焓，5q64311.52.16水套產(chǎn)

45、蒸汽耗熱，6q11265563.79散熱損失，7q1235564.16合計2973329100.00合計2973329100.003.4 氣化效率。1 %33.80%10028386502 .2280533%100111qq3.5 熱效率。2%82.91%10029733298 .1126452 .490902878532 .2280533%100432163212qqqqqqqq 4.主設(shè)備的選型和計算4.1 設(shè)備選型原則1. 煤氣用于工業(yè)原料或燃料時，均應(yīng)按最大需要量來配備氣化設(shè)備，對于需要量波動較大的用戶，應(yīng)有較大的裕量。2. 煤氣爐的臺數(shù)按所需最大煤氣量來確定，單臺爐的產(chǎn)量應(yīng)按平均氣化

46、強(qiáng)度來計算。3. 煤氣發(fā)生爐應(yīng)考慮備用爐，以便在檢修或生產(chǎn)出現(xiàn)非正常情況時不至于影響整個生產(chǎn)過程。4. 每臺氣化爐一般應(yīng)配置豎管，洗滌塔，煤氣排送機(jī)，空氣鼓風(fēng)機(jī)等設(shè)備。5. 鼓風(fēng)機(jī)的風(fēng)量應(yīng)按單臺爐的最大瞬時風(fēng)量來考慮，鼓風(fēng)機(jī)應(yīng)設(shè)備用。6. 洗滌塔應(yīng)按最大通過氣量來選擇。4.2 設(shè)備選擇計算假設(shè)某工廠最大用氣量為 20000m3/h，以此來選擇設(shè)備計算。 由已確定的工藝流程在常壓固定床氣化爐中選擇 3m-21 型氣化爐作為本次設(shè)計的主設(shè)備，考慮到用氣量比較大，氣化爐的直徑選擇 3m。主要技術(shù)參數(shù)下： 原料粒度 25-50mm；原料耗量 1400-1800kg/h；氣化強(qiáng)度 198-254kg/（

47、m2h） ；煤氣產(chǎn)量 （標(biāo)況）5500-6500m3/h；煤氣熱值 5.0mj/m3；空氣耗量 4000-5100m3/h；最大風(fēng)壓 4kpa-6kpa；蒸汽耗量 0.3-0.5kg/kg；水套壓力 0.05mpa； 已知煤氣產(chǎn)率 v=4.33m3/kg，氣化強(qiáng)度平均值 q=226kg/m2h（1）氣化爐直徑的計算 =5.1m 則應(yīng)選用兩臺氣化爐。 24qgd22633. 4200004 式中 d-煤氣爐直徑，m g-最大煤氣用量， -氣化強(qiáng)度，hm /32q)/(23hmm （2）氣化爐臺數(shù)計算 (臺) 3133. 4)23(226)03. 01 (65002)1 (21maxnfvqnvn

48、n-臺數(shù)；vmax-最大產(chǎn)氣量，；n-煤氣損耗率，取 3%；-氣化強(qiáng)度，hm /31q；f-爐膛截面積，m2；n-備用臺數(shù)，取 n=1 臺hmkg2（3）空氣鼓風(fēng)機(jī)流量計算當(dāng)氣體溫度為 20,絕對壓力為 1pa 時，空氣密度為 1.29kg/m3，c510 鼓風(fēng)機(jī)在壓力一定后，主要考慮風(fēng)量v=833. 012737602731dptvhm3512.114833. 035.1211001. 12737602027333. 420000782. 2v-鼓風(fēng)機(jī)的設(shè)計流量，；-實際生產(chǎn)的空氣流量，；t-實際空氣溫度，hm31vhm3cp-實際生產(chǎn)是的絕對壓力，pa；d-實際生產(chǎn)時的空氣濕度，3/mg

49、5.附屬設(shè)備的選型5.1 旋風(fēng)除塵器旋風(fēng)除塵器是工業(yè)中應(yīng)用最廣泛的一種除塵設(shè)備，尤其是在高溫、高壓、高含塵濃度以及強(qiáng)腐蝕性環(huán)境等苛刻的場合。旋風(fēng)除塵器具有結(jié)構(gòu)緊湊簡單造價低維護(hù)方便除塵效率較高，進(jìn)口氣流負(fù)荷和粉塵濃度適應(yīng)性強(qiáng)以及運(yùn)行操作與管理簡便等優(yōu)點。但是旋風(fēng)除塵器的壓降一般較高，對小于 5um 的維細(xì)塵粒捕集效率不高。 5.1.1 旋風(fēng)除塵器的工作原理 旋風(fēng)除塵器的主要捕集力為離心力，它利用含塵氣流做旋轉(zhuǎn)運(yùn)動時所產(chǎn)生的對塵粒的離心力將塵粒從氣流中分離出來。由于作用在旋轉(zhuǎn)氣流中顆粒上的離心力是顆粒自身重力的幾百、幾千倍，故旋風(fēng)除塵器捕集微細(xì)塵粒的能力要比重力沉降、慣性除塵等其他機(jī)械力除塵器強(qiáng)

50、許多。按照產(chǎn)生旋轉(zhuǎn)氣流方式的不同，旋風(fēng)除塵器有許多不同的型式，但它們的工作原理都一樣只是性能上有所差異以適應(yīng)不同的應(yīng)用場合。圖 6-1-1 是一種典型的旋風(fēng)除塵器結(jié)構(gòu)示意圖。它由切向入口、圓筒體及圓錐體形成的分離空間、凈化氣出口與捕集顆粒排出口等幾部分組成。 旋風(fēng)除塵器內(nèi)的氣固兩相流動較為復(fù)雜，影響因素很多。氣體主流型為三維雙層強(qiáng)旋湍流，如圖 6-1-2 所示。含塵氣流沿切向進(jìn)入除塵器，沿外壁由上向下旋轉(zhuǎn)(稱為外旋流)，并不斷向內(nèi)轉(zhuǎn)變?yōu)檠剌S線向上旋轉(zhuǎn)(稱為內(nèi)旋流)，最后經(jīng)排氣管排出。氣體向上旋轉(zhuǎn)的內(nèi)旋流和向下旋轉(zhuǎn)的外旋流的旋轉(zhuǎn)方向相同。氣流中的塵粒在離心力作用下被甩向器壁，在重力和氣流的帶動作

51、用下沿器壁落入底部灰斗，經(jīng)排塵口排出。除此而外，旋風(fēng)除塵器內(nèi)還有幾處局部二次流。主要有：環(huán)形空間的縱向環(huán)流。在除塵器頂板下方形成一股向上向心的環(huán)流，它會將一部分已濃集在器壁出的顆粒向上帶到頂板而形成一層“上灰環(huán)” ，并不時被帶入排氣管內(nèi)從而降低分離效率排氣管下口附近短路流。該處往往有較大的向心徑向速度，它會帶大量顆粒進(jìn)入排氣管，對分離效率很不利。排塵口附近的偏流進(jìn)入灰斗的一部分氣體從中心部位返回旋風(fēng)除塵器椎體下端時，與該處高速旋轉(zhuǎn)的內(nèi)旋流混合，產(chǎn)生強(qiáng)烈的動量交換和湍流能量耗散，使內(nèi)旋流不穩(wěn)定，在下端產(chǎn)生“擺尾”現(xiàn)象，形成若干個偏心的縱向環(huán)流，容易把已濃集在器壁處的顆粒重新卷揚(yáng)起來而進(jìn)入向上的內(nèi)

52、旋流中，這種返混也會降低分離效率。另外，器壁表面的凹凸不怕處及筒體的捕圓度等，也會產(chǎn)生一些局部小漩渦，將已濃集在器壁的顆粒重新卷揚(yáng)起來。影響分離效率。旋風(fēng)除塵器中氣-粒運(yùn)動狀況相當(dāng)復(fù)雜。塵粒不僅受離心力、曳力、重力等作用，還受到各種擴(kuò)散作用及顆粒的團(tuán)聚與分散，顆粒與器壁、顆粒與顆粒之間的碰撞彈跳等相互作用的影響而這些影響目前尚不能很好的預(yù)測，隨機(jī)性很大，這給建立分離理論帶來了很大的困難。因此，旋風(fēng)除塵器的性能目前還主要依靠試驗確定。5.1.2 旋風(fēng)除塵器的分離原理由于旋風(fēng)除塵器內(nèi)氣-粒運(yùn)動的復(fù)雜性，迄今尚無確定反映各種影響因素的分離理論，各國學(xué)者采用不同的簡化假設(shè)，提出了各種理論。主要有 2

53、類。 (1) 轉(zhuǎn)圈模型 該理論認(rèn)為塵粒竟如除塵器后，一面向下作螺旋運(yùn)動，一面在離心效應(yīng)下向器壁浮游。設(shè)顆粒在器內(nèi)共轉(zhuǎn) n 圈，需時 tn；并定義凡位于排氣管半徑 rr 處的顆粒若能在 tn 時間內(nèi)浮游到器壁，就認(rèn)為該顆?？杀?100%的分離。此理論沒有考慮向心徑向氣流對顆粒的曳帶作用，而且 n 值也不易確定，故現(xiàn)在很少應(yīng)用。 (2) 平衡軌道模型 1956 年 barth 等提出，旋風(fēng)除塵器中每個顆粒都會受到向外離心力 fc 及向內(nèi)氣流曳力 fd 的作用。當(dāng)此兩力平衡事，此顆粒就沒有徑向位移，而只是在一定半徑的圓形軌道上作回轉(zhuǎn)。此半徑即為該顆粒的平衡軌道半徑 rb。若此平衡軌道位于外側(cè)下行流中

54、，此顆粒肯定可以 100%地被捕集；但位于內(nèi)側(cè)上行流中，則其捕集效率就不好確定。現(xiàn)定于內(nèi)外旋流交界處，即 rb=rt 時，此顆粒的捕集效率為50%，其粒徑稱為切割粒徑 dc50。若顆粒較細(xì)，服從 stokes 定律，便可推出下式:50191icpsfdh 式中 i 旋風(fēng)除塵器入口面積，；f2m排氣管下端的排塵口的距離，m;sh在處最大切向速度，m/s;1tr5.1.3 旋風(fēng)除塵器的結(jié)構(gòu)型式與設(shè)計工業(yè)上最常用的旋風(fēng)除塵器為 切流返轉(zhuǎn)排氣的 型式，由于不同的 入口結(jié)構(gòu)及排塵結(jié)構(gòu)，又可為螺旋頂型、旁式型、異型入口型、擴(kuò)散錐體型以及通用型等。（1）螺旋頂型旋風(fēng)除塵器 器頂為螺旋狀板結(jié)構(gòu)，這是為了消除前

55、述的“頂灰環(huán)” 。典型的有 美國 ducon 公司的 產(chǎn)品，中國為 clg 型，前蘇聯(lián)為 iih 型。（2）旁式型旋風(fēng)除塵器 在筒部器壁處開設(shè)一個小室使?jié)饧谄鞅诘?粉塵及時進(jìn)入此小室而向下排出，這也室 為了消除“頂灰環(huán)”的 不利影響。典型的 有美國 buell公司產(chǎn)品，中國有 xlp 型和 b 型等。（3）異型入口型旋風(fēng)除塵器 入口不是矩形截面，而是一種底部扭曲的 矩形截面。在 有弧度的 矩形通道內(nèi)，這種異型截面可以消除其中的 縱向環(huán)流，從而也可消除“頂灰環(huán)” 。美國有 catclone型，中國的 xcx 型和上海石化研究院開發(fā)的 et 型都屬于此類。（4）擴(kuò)散錐體型旋風(fēng)分離器 錐體是一個向

56、下漸擴(kuò)的 筒體，與一般是 漸縮的 錐體剛好相反，主要是 為了防止出現(xiàn)錐體壁上的“下灰環(huán)” ，適用與含塵濃度高且顆粒較粗的 場合。中國稱 clk 型。（5）通用型旋風(fēng)分離器 結(jié)構(gòu)最簡單，入口可以 是 90或 180蝸殼，也 可以 是 直切式。歐洲各國大多采用直切入口結(jié)構(gòu)，美國的 emtrol 公司和 中國石油大學(xué)開發(fā)的 pv 型都 屬于此類。這五類旋風(fēng)除塵器的 主要尺寸關(guān)系可參見表通用型型式螺旋頂型（ducon型）旁式型（buell型）異形入口型（catclone型）擴(kuò)散錐體型（clk型）pv 型emtron型德國英國stairmand入口截面比24aidkf5.5104.34.47.53.27

57、5.232.5164.510367.85排氣管直徑比(dtd)0.530.560.540.250.540.50.250.60.30.50.250.330.5排塵口直徑比(dcd)0.240.40.40.40.50.380.40.375高徑比(h1+h2)2.422.63.35533.63.33.61.253.94對于高溫高濃度的 除塵場合，應(yīng)力求結(jié)構(gòu)簡單，所以國內(nèi)外的 發(fā)展趨勢是 增大高徑比與優(yōu)化尺寸，采用異形入口型及通用型 為 多。例如 在煉油化工流化催化裂化等裝置中，1985 年以前大都 用 ducon 型及 buell 型，現(xiàn)全都 改為 catclone型、emtron 型及 pv 型；

58、尤其是 中國產(chǎn) pv 型旋風(fēng)除塵器因其靈活，優(yōu)化的設(shè)計技術(shù)，可適用于各種除塵過程，已在中國煉油化工行業(yè)中 占主導(dǎo)地位，在煤的 增壓燃燒及 氣化等 高溫除塵領(lǐng)域中 也 已 開始 使用。多管式旋風(fēng)除塵器的 典型結(jié)構(gòu)型式對于處理量很大、分離效率又要求很高的 場合，采用上述單筒旋份除塵器時，除塵器直徑會變的 很大，除塵效率要 隨之降低，尤其對 10m 以下細(xì)粒的 效率下降顯著。此時，常采用多 管式旋風(fēng)除塵器。因為，多管除塵器中旋風(fēng)管 的尺寸不變，只是 數(shù)量隨氣量的曾大而增多，這就解決了 放大效應(yīng)問題。目前在 高溫 下已獲得成功應(yīng)用的有立式管和 臥式多管旋風(fēng)除塵器兩種。立管式多管旋風(fēng)除塵器 ,它由美國殼

59、牌石油公司于 20 世紀(jì) 60 年代首先開發(fā),成功的用于煉油廠催化裂化裝置的高溫?zé)煔饽芰炕厥障到y(tǒng)中。它的核心部件是旋風(fēng)管，它有兩大類型，即切向進(jìn)氣型與軸向進(jìn)氣型， 20 世紀(jì) 60 年代美國殼牌石油公司開發(fā)的旋風(fēng)管見,直徑為 250mm，高徑比約為 4,在使用發(fā)現(xiàn)兩個 10mm20mm 的排塵方孔在停工時很容易被堵塞，導(dǎo)致旋風(fēng)管失效。所以在 20 世紀(jì) 70 年代又推出無排塵底板的新結(jié)構(gòu)。在煉油廠催化裂化裝置的第三級旋風(fēng)分離器內(nèi)應(yīng)用，可在 600650下，使凈化后煙氣內(nèi)大于 10um 顆?；颈怀齼?。表 6-1-3 立管式旋風(fēng)管的工業(yè)應(yīng)用性能（650720）型號epvc-iepvc-iipdc

60、,psc入口粉塵濃度（）3.mg071。2約 0.50.40.5中位立徑 um1822約 76.28.3出口粉塵濃度（）3.mg10um8um0.080.16350.0580.17501.7350.0280.059001.4總效率83.687.2868590水平基本除凈 10um基本除凈 78um 20 紀(jì) 80 年代中，中國石油大學(xué)等又開發(fā)了新的 epvc 系列高效旋風(fēng)管，其關(guān)鍵技術(shù)是在排氣管下端裝了一個已獲專利的分流型芯管，并將導(dǎo)向葉片與排塵底板等尺寸作了優(yōu)化設(shè)計。20 世紀(jì) 90 年代又發(fā)明了可以防止細(xì)灰返混錐，將它裝在旋風(fēng)管下端，開打成了新的 pdc 型旋風(fēng)管，進(jìn)入 21 世紀(jì)，又進(jìn)一