【煤制甲醇變換工段工藝的物料衡算、熱量衡算及工藝設計9400字（論文）】

煤制甲醇變換工段工藝的物料衡算、熱量衡算及工藝設計摘要：當下，國家能源安全和化學工業(yè)高速發(fā)展，甲醇作為一種重要的基礎化工原料，不可或缺。隨著國家大力提倡發(fā)展大型的煤制甲醇工藝，以及煤氣化、甲醇合成和低溫甲醇洗等技術的進步，甲醇生產(chǎn)裝置的平均規(guī)模愈來愈大。同時，面對較低的煤炭價格，以及國家富煤、貧油、少氣的現(xiàn)狀，煤制甲醇成為當前生產(chǎn)甲醇的最佳方式。在整個工藝過程中，變換工段需要得到合格的原料氣，這是獲得符合要求的甲醇產(chǎn)品的基本前提。本設計前段介紹煤制甲醇變換工段的原理和目的，綜合考慮后，以非飽和塔型、全低溫、耐硫不完全變換為基礎，采用鈷鉬系催化劑對來自煤氣化裝置的粗煤氣進行CO變換，并在物料衡算和熱量衡算的基礎上完成主要設備的工藝計算和設備選型。關鍵詞：化學工業(yè)；煤制甲醇；變換工段目錄TOC\o"1-3"\h\u189171總論 576111.1概述 5101641.1.1煤制甲醇的重要性 548731.1.2變換工段的原理 5102981.1.3設計目的和意義 5190161.2工藝比較 6188641.2.1全低變工藝 6152221.2.2無飽和塔型變換工藝 6297191.2.3Shell粉煤氣化制甲醇一氧化碳變換工藝 7180581.2.4小結 7101462工藝詳述 8211702.1本設計擬采用的工藝流程 880372.2變換工段影響因素 9258102.2.1溫度 947172.2.2水汽比 9201402.2.3催化劑 9201433工藝參數(shù)計算 9257513.1原始數(shù)據(jù) 911443.2變換爐工藝參數(shù)計算 10219453.2.11號變換爐工藝參數(shù)計算 1036443.2.22號變換爐工藝參數(shù)計算 12253583.2.33號變換爐工藝參數(shù)計算 1381824物料衡算與熱量衡算 15214574.1變換爐物料衡算及熱量衡算 15252114.2廢熱鍋爐物料衡算及熱量衡算（以1號變換爐為例） 17148445主要設備工藝計算和設備選型 18251955.1變換爐的工藝計算 18286675.1.1已知條件 18142455.1.21號變換爐 19165855.1.32號變換爐 21126515.1.43號變換爐 23302145.2廢熱鍋爐的工藝計算（以1號廢熱鍋爐為例） 25298535.2.1筒體內(nèi)徑的計算 2591735.2.2傳熱系數(shù)的計算 2593815.3CO變換工段主要設備一覽表 292170參考文獻： 291總論1.1概述1.1.1煤制甲醇的重要性在化工生產(chǎn)中，木材是甲醇最初的原料來源，但隨著木材資源越來越難以獲取，各國開始致力于尋求制造甲醇的新方法和新原料。在人類發(fā)現(xiàn)并開發(fā)了石油資源后，人們尋求制取甲醇的主要原料的目光轉(zhuǎn)向了天然氣。但隨著歲月的變遷，70年代出現(xiàn)的石油危機和現(xiàn)代社會原油價格的迅速上升，依靠石油和天然氣來生產(chǎn)甲醇的方法已經(jīng)不能滿足人們的需求，因此甲醇原料的來源又轉(zhuǎn)向了儲備量大、價格低廉的煤炭資源[1]。當下，國家能源安全和化學工業(yè)高速發(fā)展，甲醇作為一種重要的基礎化工原料，不可或缺。隨著國家大力提倡發(fā)展大型的煤制甲醇工藝，以及煤氣化、甲醇合成和低溫甲醇洗等技術的進步，甲醇生產(chǎn)裝置的平均規(guī)模愈來愈大。同時，面對較低的煤炭價格，以及國家富煤、貧油、少氣的現(xiàn)狀，煤制甲醇成為當前生產(chǎn)甲醇的最佳方式。在整個工藝過程中，變換工段需要得到合格的原料氣，這是獲得符合要求的甲醇產(chǎn)品的基本前提。1.1.2變換工段的原理一氧化碳變換工段的原理是指：CO與H2O發(fā)生變換反應生成CO2與H2，從而改變了從上游氣化單元送來的粗合成氣組分，同時，H2/CO的比例需要滿足下游合成工段的要求[2]。變換反應方程式如下:CO+H2O→CO2+H2(Q=41.4kJ/mol)(1)除了主反應之外，在該工段還可能會發(fā)生多個副反應，反應方程式如下:CO+3H2=CH4+H2O(2)COS+4H2=H2S+CH4+H2O(3)HCN+3H2=NH3+CH4(4)COS+H2O=H2S+CO2(5)HCN+H2O=NH3+CO(6)1.1.3設計目的和意義變換工段的主要目的有兩個方面：第一，通過調(diào)節(jié)氫碳比使（H2-CO2）/（CO+CO2）達到2.0左右。此處的氫碳比是指在進行凈化工段后、合成工段前的氫碳比，變換工段對于調(diào)節(jié)該比例十分重要。第二，將合成氣中的有機硫轉(zhuǎn)化成無機硫，即硫化氫，能夠更有益于其吸收。變換工段的主要意義：變換工段的造氣過程必然會產(chǎn)生CO，這種氣體的成分在煤制甲醇合成工藝中是有限制的，所以在設計中會根據(jù)工藝的特點選擇適度變換。適量的CO能節(jié)約蒸汽、降低產(chǎn)品能耗、進行耐硫低變催化劑的工業(yè)化生產(chǎn)，從而增加企業(yè)的效益。在實際的應用中，如果甲醇工號的觸媒活性好，甲醇市場前景較好，可以適當降低變換負荷，增加甲醇產(chǎn)量，提高出口的CO量，使企業(yè)獲得最大利益。1.2工藝比較1.2.1全低變工藝在中溫變換串低溫變換工藝基礎上發(fā)展起來的全低變工藝一般有三段，典型的工藝流程如圖1-1所示。圖1-1全低變工藝流程圖全低變工藝目前主要有噴水增濕型和調(diào)溫水加熱器型兩種。若采用噴水增濕型，通常在變換爐前設置一個預變爐，其后設置一個變換爐。變換爐上部裝填保護劑和抗毒催化劑，下部裝填不銹鋼填料，在此段進行噴水。這種工藝比較節(jié)能，基本上不需要外加蒸汽。若采用調(diào)溫水加熱器型，不設預變爐，設置一個或兩個變換爐。這種工藝是間接換熱，不如前者節(jié)能，耗蒸汽量為150kg～200kg[3,4]。使用該工藝時，需要注意：一段Co-Mo催化劑在管理不佳時易縮短使用壽命，增加系統(tǒng)阻力。1.2.2無飽和塔型變換工藝全低變工藝與低變催化劑的應用大大降低了變換氣中的過量水蒸氣量，即回收潛熱時利用飽和熱水塔作用不大。有數(shù)據(jù)表明，在合成氨工藝中，當聯(lián)醇工藝變換出口CO含量約為5.0％時，飽和塔可回收潛熱為65kg蒸汽/t氨；當變換出口CO含量約為1.0％時，飽和塔可回收潛熱為200kg蒸汽/t氨。如果采用噴水增濕型工藝回收變換氣的顯熱，用外加蒸汽代替回收的潛熱，即消耗的蒸汽量增加65kg，聯(lián)醇工藝基本能夠不使用飽和熱水塔。此時，對于變換出口CO含量約為1.0％的工藝，消耗的蒸汽量增加200kg，可利用其他方式回收其潛熱。目前，取消飽和熱水塔的工藝在國內(nèi)外工廠應用廣泛、技術成熟、效果良好。通過對比可知：飽和熱水塔型全低變工藝的基礎設施建設投資大、回收期長、經(jīng)濟效益差。非飽和塔型全低變工藝投資少、易操作，操作費用雖有些增加，但與前者相比影響很小[5,6]。1.2.3Shell粉煤氣化制甲醇一氧化碳變換工藝在Shell粉煤氣化制甲醇一氧化碳變換工藝中，來自煤氣化裝置中的粗煤氣依次進入原料氣分離器、原料氣過濾器，分別除去水分和固體雜質(zhì)。粗煤氣從原料氣過濾器出來被分成3股：第1股粗煤氣進入煤氣預熱器與來自第三變換爐出口的變換氣換熱到210℃，之后依次進入蒸汽混合器、煤氣換熱器，最后進入第一變換爐進行變換反應。第一變換爐出口的變換氣進入煤氣換熱器換熱后，與第2股粗煤氣一起進入第一淬冷過濾器，噴水降溫后進入第二變換爐進行變換反應。第3股粗煤氣與第二變換爐出口的氣體混合后，進入第二淬冷過濾器，噴水降溫后進入第三變換爐發(fā)生變換反應。最后，第三變換爐出口的變換氣進入煤氣預熱器進行換熱后，依次經(jīng)過鍋爐給水預熱器、除鹽水預熱器、變換器分離器1、變換器水冷器、變換器分離器2，去低溫甲醇洗裝置[7]。整個工藝流程由冷凝泵、管網(wǎng)分別提供冷凝液、中壓蒸汽。該工藝流程圖如圖1-2所示。圖1-2Shell粉煤氣化變換裝置工藝流程圖該工藝的變換裝置蒸汽用量低，三臺變換爐出口一氧化碳含量均達到了生產(chǎn)要求，催化劑的使用壽命長，既達到節(jié)能降耗的要求，又收到了良好的經(jīng)濟效益，滿足了高負荷生產(chǎn)的要求。1.2.4小結通過對以上三種變換工藝的比較和分析，國內(nèi)外目前使用較多、比較節(jié)能、技術較為成熟的是非飽和塔型變換工藝。同時，該工段工藝由于新型催化劑的產(chǎn)生，開始出現(xiàn)由中、高溫變換到低溫變換的過渡。2工藝詳述2.1本設計擬采用的工藝流程由于非飽和塔型全低變工藝投資少、易操作，低溫變換能夠提高變換率，故本次設計采用“非飽和塔型全低變”工藝。選用組分為：1%～5%CoO，8%～15%MoO3／γ／A12O3[8,9]的耐硫變換催化劑的主體鈷鉬系變換催化劑QCS-03，主要設備包括變換爐、廢熱鍋爐等。本設計生產(chǎn)能力為：開工日330天，年產(chǎn)60萬噸煤制甲醇，日產(chǎn)1818.18噸。本設計采用分段變換工藝。從煤氣化裝置出來的粗煤氣進入氣體增濕器，與來自界區(qū)外的過熱中壓蒸汽、常壓蒸汽、汽提后的冷凝液混合至約200℃后，進入原料氣預熱器升溫至250℃進入預變換爐，爐內(nèi)裝填有活性組分較低的耐硫變換保護劑，以保護耐硫變換催化劑，同時進行適度變換反應。離開預變換爐的變換氣進入1號變換爐進行深度一氧化碳變換反應，反應后1號變換爐出口的高溫中變氣分3路:一路進入蒸汽預熱器的管側；一路進入原料氣預熱器，與進入甲烷化入口加熱器的氫氮氣換熱；另一路進入1號廢熱鍋爐的管側，把熱量傳給來自工藝冷凝液汽提塔汽提后的冷凝液，副產(chǎn)的中壓蒸汽進入預變換爐前作為工藝蒸汽使用。氣體出蒸汽預熱器、甲烷化入口加熱器和1號廢熱鍋爐后，經(jīng)工藝冷凝液淬冷增濕，進入2號變換爐，2號變換爐出口變換氣進入2號廢熱鍋爐的管側，傳熱給鍋爐水。氣體溫度降至220℃后進入3號變換爐，反應后出口氣體中CO含量降為2.63%，此變換氣進入3號廢熱鍋爐管側，傳熱給鍋爐水，副產(chǎn)0.45MPa低壓蒸汽[10,11]。變換系統(tǒng)流程如圖2-1。圖2-1變換系統(tǒng)流程2.2變換工段影響因素2.2.1溫度變換工段的溫度首先應在催化劑的活性溫度范圍內(nèi)。其次，在催化劑使用初期或活性較好時，要控制在較低的溫度，這樣不僅能達到反應要求，而且可以避免催化劑過早衰老。而在使用后期或活性下降后，就要升高溫度，加快反應速度，最終達到變換率的要求。最后，要接近最佳溫度線進行反應，這里考慮使用分段冷卻，這也是本次設計設置三個低變爐的原因之一。此外，對于低變爐，溫度還必須高于氣體在該壓力和水氣比下的露點溫度以上20℃[12,13]。2.2.2水汽比CO反應的變換率隨著水汽比的增大而增大。增大水汽比，能夠加速變換反應的進行，防止副反應的發(fā)生。但水汽比過高，不僅會增加催化劑床層阻力，加重余熱回收設備負荷，而且會使Co-Mo催化劑反硫化，影響設備生產(chǎn)能力。因此，要合理控制蒸汽比例，變換的水汽比例一般為1.0～1.5之間[14]。本設計選擇水汽比為1.4。2.2.3催化劑開始使用催化劑時,催化劑活性比較高，床層熱點溫度在上部，催化劑活性隨著使用時間增加而降低,床層熱點溫度下移。目前的變換裝置大多采用有較寬耐硫區(qū)間的耐硫鈷鉬系變換催化劑[15]。它的有效成分為：1%～5%CoO，8%～15%MoO3／γ／A12O3[16]。3工藝參數(shù)計算3.1原始數(shù)據(jù)1.干粗煤氣成分見表3-1。表3-1干氣成分成分H2COCO2O2N2CH4合計%34.4045.3318.951.090.190.041002.每小時粗煤氣量327200m3/h。3.粗煤氣溫度：160℃。4.在預變爐中CO的轉(zhuǎn)化爐中CO的轉(zhuǎn)化率為41.62%，則預變換氣組成見表3-2。表3-2預變換氣組成成分H2COCO2N2CH4合計%43.8726.5228.320.240.051005.觸媒型號：QCS-03[17]。其性能見表3-3。表3-3QCS-03性能項目指標項目指標活性組分MoO3、CoO堆比重780～880kg/m3載體TiO2-MgO-Al2O3三元載體使用壓力1.0～10.0MPa助劑混合稀土溫度范圍220～500℃外觀形狀灰綠色，條形適應水/氣0.3～2.0mol/mol尺寸Φ3.5-4.0mm使用壽命3～5年，可再生回用破碎密度≥140N/cm工藝氣硫含量200ppm3.2變換爐工藝參數(shù)計算3.2.11號變換爐工藝參數(shù)計算1.1號變換爐進、出口溫度根據(jù)QCS-03觸媒的活性溫度，選取混合濕粗煤氣進1號變換爐溫度為280℃。2.蒸汽比選擇因采用水激冷，蒸汽比可以稍低，選擇1.4，則每立方米干粗煤氣中應加入蒸汽量為0.2652×1.4=0.372m33.加入蒸汽后的混合濕氣組成 4.1號變換爐平衡曲線計算[18]，見表3-4。式中A、B、C、D——預變換氣中CO、H2O、CO2、H2起始濃度（%）。令表3-4平衡曲線計算t(℃)280320360400440460T(K)553593633673713733KP51.57629.51818.12911.7988.0576.763w=KP-150.57628.51817.12910.7987.0575.763u=KP(A+B)+(C+D)24.47814.2348.9456.0054.2683.667v=KPAB-CD2.6371.4810.8840.5520.3560.2888.1055.8024.4103.4952.8582.6090.8370.7650.6850.6010.5170.4755.1號變換爐操作線計算1號變換爐出口溫度取為450℃。450℃時反應熱-△HR=8990kcal/mol，濕粗氣由280℃升至450℃，平均溫度365℃，則混合氣真實分子比熱為CP=0.3198×7.02+0.1933×7.35+0.2064×11.50+0.0073×7.68+0.0017×7.26+0.0004×13.10+0.2711×9.15=8.59kcal/mol﹒℃1號變換爐熱損失溫降為15℃，按操作線方程式變換掉的CO=0.1933×0.429=0.0829出1號變換爐氣體組成H2:0.3198+0.0829-0.0073×2=0.3881CO:0.1933-0.0829=0.1104CO2:0.2064+0.0829=0.2893O2:0.0073-0.0073=0N2:0.0017CH4:0.0004H2O:0.2711-0.0829+0.0073×2=0.20286.冷激水量2號變換爐進口溫度取230℃，熱損失溫降取5℃，出1號變換爐氣體平均溫度為（230+450）/2=340℃,出1號變換爐氣體的真實分子比熱CP=0.3881×7.01+0.1104×7.27+0.2893×11.4+0.0017×7.23+0.0004×12.7+0.2028×9.15=8.69kcal/mol﹒℃故冷激水量為3.2.22號變換爐工藝參數(shù)計算1.2號變換爐平衡曲線用水冷激后，中間變換氣組成變化為不同溫度下的平衡變換率見表3-5。表3-5平衡曲線計算t(℃)230280330380430T(K)5035536036537030.9610.9200.8570.7770.6852.2號變換爐操作線計算冷激后變換氣組成為H2:27.87%CO:16.84%CO2:17.99%O2:0.63%N2:0.15%CH4:0.04%H2O:36.48%2號變換爐出口溫度取350℃，350℃時反應熱-△HR=9110kcal/mol，濕氣由230℃升至350℃，平均溫度290℃，則混合氣真實分子比熱為CP=0.2787×7.01+0.1684×7.24+0.1799×11.24+0.3648×9.12+0.0004×12.45+0.0015×7.18=8.59kcal/mol﹒℃2號變換爐熱損失溫降為5℃，按操作線方程式變換掉的CO=0.1684×0.654=0.1101出2號變換爐氣體組成H2:0.2787+0.1101-0.0063×2=0.3762CO:0.1684-0.1101=0.0583CO2:0.1799+0.1101=0.2900O2:0.0063-0.0063=0N2:0.0015CH4:0.0004H2O:0.3648-0.1101+0.0063×2=0.26733.冷激水量3號變換爐進口溫度取220℃，熱損失溫降取5℃，出2號變換爐氣體平均溫度為（220+400）/2=310℃,出1號變換爐氣體的真實分子比熱：CP=0.3762×7.01+0.0583×7.24+0.2900×11.24+0.0015×7.18+0.0004×12.45+0.2673×9.12=8.77kcal/mol﹒℃故冷激水量為3.2.33號變換爐工藝參數(shù)計算1.3號變換爐平衡曲線用水冷激后,中間變換氣組成變化為不同溫度下的平衡變換率見表3-6。表3-6平衡曲線計算t(℃)220260300340380T(K)4935335736136530.9680.9480.9160.8730.8232.3號變換爐操作線計算冷激后變換氣組成為：H2:25.65%，CO:15.50%，CO2:16.56%，O2:0.55%，N2:0.14%，CH4:0.04%，H2O:41.54%變換掉的CO：0.83×0.155=0.129最終變換率為83%，氧全部與氫化合為水，于是變換氣組成為 H2:0.2565+0.1287-0.0055=0.380CO:0.155-0.1287=0.026CO2:0.1656+0.1287=0.294O2:0N2:0.0014CH4:0.0004H2O:0.4154-0.1287+0.0055×2=0.298變換氣在240℃時的真實分子比熱CP=0.3797×6.99+0.0263×7.12+0.2943×10.85+0.0014×7.08+0.0004×11.45+0.2977×8.94=8.71kcal/mol﹒℃240℃時，-△HR=9510kcal/mol3號變換爐熱損失溫降取5℃，根據(jù)操作線方程出口溫度為265℃3.三個變換爐出口溫度的檢驗進出口溫差的檢驗280-265=15℃（滿足要求），因此蒸汽比選擇1.4合適。4.變換爐工藝參數(shù)的確定根據(jù)以上計算，確定變換爐的工藝參數(shù)見表3-7。表3-7變換爐的工藝參數(shù)設備名稱進變換爐溫度出變換爐變換率出變換爐溫度冷激水量1號變換爐280℃42.9%450℃0.1476mol/mol濕煤氣2號變換爐230℃65.4%350℃0.0866mol/mol濕煤氣3號變換爐220℃83.0%265℃—4物料衡算與熱量衡算4.1變換爐物料衡算及熱量衡算1.物料衡算（1）進1號變換爐氣體量干粗煤氣：1mol水蒸氣：0.372mol混合氣組成見表4-1。表4-1混合氣組成成分H2COCO2O2N2CH4H2O合計mol%0.43931.980.26519.330.28320.640.010.730.0020.170.0010.040.37227.111.372100（2）出1號變換爐變換率為42.9%，氧與氫生成水，故CO變換量為0.265×0.429=0.1137mol出1號變換爐的氣體量見表4-2。表4-21號變換爐的氣體量成分mol%成分mol%H2COCO2O20.5330.1510.397039.1111.1129.130N2CH4H2O合計0.0020.0010.2781.3620.170.0720.43100(3)進2號變換爐氣體量冷激水量為0.1476×1.372=0.2025mol則進2號變換爐中水蒸氣量為0.2025+0.2783=0.4808mol進2號變換爐氣體量見表4-3。表4-32號變換爐氣體量成分H2COCO2O2N2CH4H2O合計mol%0.53334.050.1519.670.39725.360.010.640.0020.130.0010.060.48130.731.565100（4）出2號變換率為65.4%，則2號變換爐CO變換量為0.1513×0.654=0.0990mol出2號變換爐的氣體量見表4-4。表4-4出2號變換爐的氣體量成分mol%成分mol%H2COCO2O20.6220.05230.496039.493.3231.480N2CH4H2O合計0.0020.0010.4021.5750.130.0625.52100(5)進3號變換爐氣體量冷激水量為0.0866×1.5645=0.1355mol則進3號變換爐中水蒸氣量為0.1355+0.4018=0.537mol進3號變換爐氣體量見表4-5。表4-5進3號變換爐氣體量成分H2COCO2N2CH4H2O合計mol%0.62236.360.05233.060.49628.990.0020.110.0010.060.53731.421.71100(6)出3號變換率為83%，則3號變換爐CO變換量為0.1513×0.83-0.0990=0.0266mol出3號變換爐的氣體量見表4-6。表4-6出3號變換爐的氣體量成分mol濕基%干基%H2COCO2N2CH4H2O合計(濕)(干)0.6480.02570.5220.0020.0010.5111.711.19937.911.5030.540.120.0629.87100—54.062.1444.550.170.08——1002.熱量衡算各氣體的反應熱見表4-7。(1)1號變換爐①CO變換反應熱Q11=0.113685×9199.05=1045.8kcal②O2反應熱Q12=0.01×115600=1156kcal③氣體升溫耗熱Q13=1.372×8.59×（450-280）=2062.5kcal④熱損失Q14=Q11+Q12-Q13=139.3kcal(2)1號變換爐冷激①出氣降溫放出熱Q11′=1.362×8.69×(450-230)=2603.9kcal②冷激水的焓差Q12′=0.2025×18×(783.1-80)=2562.8kcal③熱損失Q13′=Q11′-Q12′=41.1kcal(3)2號變換爐①CO變換反應熱Q21=0.1413×9321.29=1317.1kcal②O2反應熱Q22=0.01×115600=1156kcal③氣體升溫耗熱Q23=1.5645×8.59×（350-230）=1612.7kcal④熱損失Q24=Q21+Q22-Q23=860.4kcal(4)2號變換爐冷激①出氣降溫放出熱Q21′=1.5745×8.77×(350-220)=1795.1kcal②冷激水的焓差Q22′=0.1355×18×(783.1-80)=1714.9kcal③熱損失Q23′=Q21′-Q22′=80.2kcal(5)3號變換爐①CO變換反應熱Q31=0.0266×9468.645=251.9kcal②O2反應熱Q32=0.0055×115600=635.8kcal③氣體升溫耗熱Q33=1.71×8.71×（265-220）=670.2kcal④熱損失Q34=Q31+Q32-Q33=217.4kcal表4-7反應熱[19]溫度（℃）△fHm(kcal/千摩爾)COH2OCO2H2365-24004.4-54947.6-90525.62374.5310-24407.6-55430.6-91149.11989.6240-24913.6-56033.1-91916.11500.74.2廢熱鍋爐物料衡算及熱量衡算（以1號變換爐為例）[20]1.計算條件(1)上吹煤氣進口溫度450℃，出口溫度230℃。(2)吹風氣出口溫度230℃。(3)鍋爐給水溫度100℃。(4)產(chǎn)生蒸汽壓力1.27MPa,溫度190℃。(5)設鍋爐蒸發(fā)量為Gkg/h,排污量為0.05G。(6)計算以小時為準，上吹煤氣量為448918.4×35%=157121.4m3/h。2.物料衡算物料在廢熱鍋爐內(nèi)無變化，與1號變換爐出口物料相同。3.熱量衡算(1)入熱①吹風氣帶入熱量（t=800℃）干氣顯熱9334.59×1.511×800=11283652kcal/h式中1.511—800℃時吹風氣平均比熱容kcal/m3﹒℃9334.59—吹風氣氣量m3/h水蒸氣焓421.78×（2500.77+2.119×800）=1769776kcal/h式中2.119—800℃時水汽平均比熱容kcal/kg﹒℃421.78—水汽氣量kg/h合計：13053428kcal/h②上吹煤氣帶入熱量（t=450℃）干氣顯熱157121.44×1.094×450=77350885kcal/h式中1.094—450℃時上吹煤氣平均比熱容kcal/m3﹒℃水蒸氣焓157121.44×0.2028×3063.3=97609690kcal/h式中0.2028—上吹煤氣中含水量3063.3—450℃時水汽焓，kcal/m3合計：174960575kcal/h③鍋爐給水帶入熱（t=100℃）1.05G×435.97=457.8G式中435.97—100℃時水的熱焓，kcal/kg入熱合計：100533715+457.8G(2)出熱①吹風氣帶出熱量（t=230℃）干氣顯熱9334.59×1.396×230=2997150kcal/h式中1.396—230℃時吹風氣平均比熱容kcal/m3﹒℃水蒸氣焓421.78×2973.9=1254332kcal/h式中2973.9—230℃時水汽焓，kcal/kg合計：4251482kcal/h②上吹煤氣帶出熱量（t=230℃）干氣顯熱157121.44×1.3463×230=48652497kcal/h式中1.3463—230℃時上吹煤氣平均比熱容kcal/m3﹒℃水蒸氣焓157121.44×0.2028×2973.9=94761028kcal/h式中2973.9—230℃時水汽焓，kcal/m3合計：143413525kcal/h③熱損失取熱損失為總入熱的0.5%，則(100533715+457.77G)×0.5%=502669+2.29G④排污損失0.05G×812.2=40.6G式中812.2—190℃時水的熱焓，kcal/kg⑤1.27MPa飽和蒸汽的蒸發(fā)潛熱G×2786.7kcal/h式中2786.7—1.27MPa時飽和蒸汽的焓，kcal/kg出熱總計：76460913+2829.59G入熱=出熱100533715+457.77G=76460913+2829.59GG=10149kcal/h蒸汽產(chǎn)量10149kcal/h5主要設備工藝計算和設備選型5.1變換爐的工藝計算（計算基準：處理干粗煤氣327200m3/h）5.1.1已知條件1.平均操作壓力：5MPa2.溫度：1號變換爐進口溫度：280℃，出口溫度：450℃，2號變換爐進口溫度：230℃，出口溫度：350℃，3號變換爐進口溫度：220℃，出口溫度：265℃。3.進1號變換爐的氣體組成如表5-11號變換爐的氣體流量：327200×1.372=448918.4m3/h表5-1進1號變換爐的氣體組成成分H2COCO2H2O%31.9819.3320.6427.11出1號變換爐的氣體中CO含量：11.04%2號變換爐的氣體流量：327200×1.5645=5511904.4m3/h4.進2號變換爐的氣體組成如表5-2表5-2進2號變換爐的氣體組成成分H2COCO2H2O%34.059.6725.3630.73出2號變換爐的氣體中CO含量：0.64%3號變換爐的氣體流量：327200×1.7662=577900.7m3/h5.進3號變換爐的氣體組成如表5-3表5-3進3號變換爐的氣體組成成分H2COCO2H2O%37.590.5730.4631.21出3號變換爐的氣體中CO含量：0.25%變換爐是由封頭、筒體、支座、爐襯組成。5.1.21號變換爐1.殼體內(nèi)徑氣體的體積流量V1=448918.4m3/hm3/h取變換氣速度uV=0.3m/sm取Di1=6000mm實際變換爐內(nèi)流速2.變換爐殼體厚度殼體設計溫度500℃，殼體材料選15CrMOR(GB6654-1996),設計壓力5.5M計算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]500=88，φ=0.85mmC1=3mm,C2=0.25mmdn1=229.01+3+0.25+△=232mm3.封頭的計算Di1=4000mm，mmmmdn1′=110.30+3+0.25+△=114mm4.變換爐爐高變換爐筒體高與爐徑按1.4：1，爐高H11=6000×1.4=8400mmH1=H11+2h1=8400+2×3000=14400mm5.支座選擇裙式支座，高取6000mm。6.催化劑用量1號變換爐平均溫度（280+450）/2=365℃根據(jù)式中SV-空速，h-1r-反應速率x-變換量r1=k1ccocH2O=7980×0.1933×0.2711=418.2催化劑的堆密度為800kg/m3催化劑重量為88.99×800=71192kg7.催化劑床高的確立氣體平均分子量為17.51，氣體在操作狀態(tài)下的重度為氣體重量流速催化劑床層阻力式中△P-氣體通過催化劑床的壓力降（kg/m2）f-摩擦系數(shù)，取1.5G-氣體重量流速（kg/m2﹒h）γ-氣體在操作狀態(tài)下的重度（kg/m3）dp-顆粒直徑（m）L-催化劑床高（m）E-0.378+0.308dp/DtDt-催化劑床直徑（m）5.1.32號變換爐1.殼體內(nèi)徑氣體的體積流量V2=511904.4m3/h取變換氣速度uV=0.3m/s取Di2=6000mm實際變換爐內(nèi)流速2.變換爐殼體厚度殼體設計溫度450℃，殼體材料選15CrMOR(GB6654-1996),設計壓力5.5MPa,計算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]450=104，φ=0.85C1=3mm,C2=0.25mmdn2=192.64+3+0.25+△=196mm3.封頭的計算Di2=6000mm，dn2′=92.33+3+0.25+△=96mm4.變換爐爐高變換爐筒體高與爐徑按1.4：1，爐高H11=6000×1.4=8400mmH2=H21+2h2=8400+2×3000=14400mm5.支座選擇裙式支座，高取6000mm。6.催化劑用量2號變換爐平均溫度（230+400）/2=315℃根據(jù)式中SV-空速，h-1r-反應速率x-變換量r2=k2cCOcH2O=13200×0.1684×0.3648=818.91催化劑的堆密度為800kg/m3催化劑重量為98.33×800=78664kg7.催化劑床高的確立氣體平均分子量為17.51，氣體在操作狀態(tài)下的重度為氣體重量流速催化劑床層阻力5.1.43號變換爐1.殼體內(nèi)徑氣體的體積流量V3=577900.7m3/h取變換氣速度uV=0.3m/s取Di3=6000mm實際變換爐內(nèi)流速2.變換爐殼體厚度殼體設計溫度300℃，殼體材料選15CrMOR(GB6654-1996),設計壓力5.5MPa,計算壁厚公式：PC=5.5MPa,[σ]300=123，φ=0.85C1=3mm,C2=0.25mmdn3=162.08+3+0.25+△=165mm3.封頭的計算Di3=6000mm，dn3′=78.91+3+0.25+△=82mm4.變換爐爐高變換爐筒體高與爐徑按1.4：1，爐高H11=6000×1.4=8400mmH3=H31+2h3=8400+2×3000=14400mm5.支座選擇裙式支座，高取6000mm。6.催化劑用量3號變換爐平均溫度（220+241）/2=230℃根據(jù)式中SV-空速，h-1r-反應速率x-變換量r3=k3ccocH2O=10800×0.15×0.4341=703.24催化劑的堆密度為800kg/m3催化劑重量為119.57×800=95656kg7.催化劑床高的確立氣體平均分子量為17.51，氣體在操作狀態(tài)下的重度為氣體重量流速催化劑床層阻力5.2廢熱鍋爐的工藝計算（以1號廢熱鍋爐為例）5.2.1筒體內(nèi)徑的計算以吹風時的熱負荷最大進行設計。吹風氣的平均溫度吹風氣平均體積流速式中1.1—操作壓力，千克力/cm225—吹風時間百分數(shù)火管采用Φ76×3.5取管內(nèi)氣體流速為19m/s0.85—阻力系數(shù)。則取管間距t=100mm,填充系數(shù)η=80%以管板直徑Φ2400mm,筒體內(nèi)直徑為Φ2400mm。5.2.2傳熱系數(shù)的計算1.管內(nèi)給熱系數(shù)計算干吹氣、水汽的ro,cp,M,λ,μ值計算如表5-4表5-4ro,cp,M,λ,μ計算值組分相對分子質(zhì)量Myi%yiMiro/kg/m3yiro×102/kg/m3cp/kcal/(kg·℃)yicp/kcal/(kg·℃)COCO2H2N2CH4H2O∑2844228161813611.128.938.80.170.0420.31003.09112.730.7760.0480.00643.56020.301.2501.9770.0901.5390.7171.42913.8057.193.490.2620.0328.98103.751.352.011.311.332.171.690.1490.5810.5070.00230.00090.3431.583組分λ×102/kcal/(m·h·℃)yiM1/3×102λyiM1/3×104/kcal/(m·h·℃)μ×102/cpyiM1/2×102μyiM1/2×104/cpCOCO2H2N2CH4H2O∑19.719.5129.219.244.524.9256.933.5102.148.90.520.1053.2238.3659.01994.66316.99.94.51321.810306.83.43.51.73.52.33.458.4191.954.90.90.286.0392.3200.4667.894.43.10.4292.51258.6干吹風氣M=19.56,ro=0.7477kg/m3,cp=1.2401kcal/(kg·℃)導熱系數(shù)粘度水汽M=18,ro=1.4289kg/m3,cp=1.692kcal/(kg·℃),λ=0.2487kcal/(m·h·℃),μ=0.0340cp=3.4×10-5kg/(m·s)干氣與水蒸氣的百分比H2O干氣1-1.59%=98.41%混合氣體的導熱系數(shù)混合氣體的粘度混合氣體重度r=0.9841×0.7477+0.0159×1.4289=0.759kg.m3混合氣體的比熱容cp=0.9841×1.2401+0.0519×1.692=1.247kcal/(kg·℃)(1)計算管內(nèi)對流給熱系數(shù)α0火管總截面積氣體重量流速雷諾準數(shù)（湍流）普蘭特準數(shù)對流給熱系數(shù)(2)計算輻射給熱系數(shù)αR氣體層的有效厚度l=ΨPd式中P__輻射氣體分壓，kgf/cm2Ψ-形狀系數(shù)，取為1d-管徑，m設管壁溫度為370℃，則管壁與氣體的平均溫度,查圖得E輻射給熱系數(shù)為αH=34+78=112kcal/(m2·h·℃)(3)管外給熱系數(shù)αTαT=α+αH=217.78+112=329.78kcal/(m2·h·℃)2.管外給熱系數(shù)管外為沸騰水，給熱系數(shù)為α=3q0.7p0.15式中q-熱流量，kcal/(m2·h),p-沸騰水的壓力，此處為13kgf/cm2鍋爐的熱負荷為Q=2