甲醇气化工艺设计

专业 化学工程与工艺 班级 化工1 设计人 孟德东 一 设计题目

题目三 年产 120 万吨煤制甲醇气化工艺设计

二 设计条件

1 生产规模

年产 120 万吨甲醇，年开工日为330天，工作小时为24小时。 2原料煤规格

原料煤的元素分析为：C 67.5%；H 4.0% ；O 10.2%；N 0.65% ；S（可燃）1.73%；S（不可燃）0.34%； Cl/（mg/kg）229；F/（mg/kg）104；Na/（mg/kg）2180；K/（mg/kg）292 。

3产品质量标准及粗甲醇组成

本产品（精甲醇）执行国家《GB338—92》标准，具体指标见下表

表1 甲醇《GB338—92》

指标 项 目 优等品 色度（铂—钴），号 ≤ 密度（200C），g/cm3 温度范围(0℃,101325Pa)，℃ 沸程（包括.6±0.10C），℃ ≤ 高锰酸钾试验，min ≥ 水溶性试验 水分含量，% ≤ 酸度（以HCOOH计），% ≤ 或碱度（以NH3计），% ≤ 羰基化合物含量（以CH2O计），% ≤ 蒸发残渣含量，% ≤

0.10 0.0015 0.0002 0.002 0.001 0.8 50 澄清 0.15 0.003 0.0008 0.005 0.003 0.791～0.792 5 0.791～0.793 .0-65.5 1.0 30 1.5 20 0.005 0.0015 0.01 0.005 一等品 合格品 10

表2 粗甲醇组成

组分 甲醇 二甲醚 高级醇（以异丁醇计） 高级烷烃（以辛烷计） 水 粗甲醇 百分比 93.40% 0.42% 0.26% 0.32% 5.6% 100%

年产83万吨甲醇气化工艺设计

1.总论 1.1 设计概况

1.1.1 产品介绍

煤气化产物的有效组分是CO，H2 和CH4。通过调节其各自比例后广泛地应用于国民经济的不同部门，包括合成气、城市煤气、工业用燃气、联合循环发电用燃气及冶金工业还原气等。如今，国内外正在把煤化学发展成以煤炭气化为基础的碳化学工业，使煤化工由能源型逐渐转向化工型。所以，煤气化制合成气 (主要成分为CO+H2)将成为目前主要发展方向。

合成气又称化工原料气，其除了作为气体燃料使用外，另一个重要用途是作为化工合成原料，已展现出广阔的前景。由于合成气化工和碳化学技术的开发和发展，煤气化制取合成气，进而直接合成各种化工产品的工艺已成为现代煤化工的基础。

当前国内外进行合成研究的重点包含以下三个方面：

（1） 醇类：甲醇、乙醇、低碳混合醇、乙二醇； （2） 烃类：烷烃 (CH4)、烯烃、芳烃 (汽油、柴油)； （3） 酸类：醋酸。

近来研究表明，大多数化工原料 (烷烃，烯烃，芳烃等)均可以用合成气直接合成，而其一次产物 (如甲醇)又可进一步合成更多不同产物。

如下图1所示。

F－T油裂解 烃类 烯烃 催化剂 H2O 甲烷 CO+H2 （合成气） 羟基合成 甲醇 H2/CO 乙醇 NH3 含氧化合物 醋酸

图1－各种合成路线

在醇类合成过程中，甲醇占据着重要的地位，它既是重要的化工原料，又是

重要的二次能源。能直接用CO+H2 合成的大部分产物，都可以通过甲醇间接制取，而且间接过程往往在技术上和经济上更简便，综合考虑本装置所生产的合成气将被应用于制取甲醇。

在烃类合成中，甲烷合成作为从合成气中脱出微量CO+CO2的手段已在合成氨等工业中得到广泛应用，现阶段大规模制取高浓度甲烷的工艺已在美国实现工业性生产。我国为了提高城市煤气的热值也正在开发低热值部分甲烷化。

液态烃的合成，即费－托合成工艺以合成气为原料，烃类及其含氧化合物，是煤液化的主要方法之一。它是煤炭间接液化的基础，其制取烯烃的直接液化过程目前还处于试验阶段，并不成熟。

醋酸的合成通常采用CH4和CO的羟基化法，用Rh－I2作催化剂。 在我国，目前合成气用量最大的是化肥工业，尤其是中小合成氨厂几乎均采用水煤气工艺，由煤制合成气作为合成氨原料。

因而，无论从近期或远景来看，煤炭气化制合成气都在我国化工工业发展以及能源安全保障中发挥着不可估量的作用。 1.1.2 简要结论

(1) 产品市场前景良好，符合国家能源发展战略和国家产业；工艺技术先进、成熟、可靠，能耗低，安全、卫生、环保等各项措施完善、符合国家标准； (2) 从财务分析看，所得税前内部收益率14.68%，大于行业基准收益率12%； (3) 敏感性分析表明本项目有较好的抗风险能力；

(4) 增加地区和国家税收、扩大就业岗位，拉动社会需求，促进地区社会繁荣，社会效益良好，因此本项目是可行的。

2 . 煤气化工艺

2.1 煤气化的应用及重要性

进入21世纪，为了保护中国经济的可持续发展，实施《京都议定书》减少燃煤对大气的污染，必须大力发展洁净煤技术，煤炭气化是最重要的应用广泛的洁净煤技术，是发展现代煤化工最重要的单元技术，煤炭气化可以生产工业燃料气、民用燃料气、化工合成原料气、合成燃料油原料气、氢燃料电池、煤气联合循环发电、合成天然气和火箭燃料等。

煤气化技术广泛应用于化工、冶金、机械和建材等重要工业部门和城市煤气的生产，目前中国拥有各种类型的煤气炉约有9000台，其中化工行业煤气化炉约有4000台，以固定床气化炉为主。多数中小化肥厂和少数大型化肥厂以煤炭 (焦炭)为原料，通过煤气化生产合成氨和甲醇，年耗原料煤4000多万吨，合成氨产量占全国总产量的60%以上，为中国农业生产提供了充足的化肥。因此，煤气化过去和今后在中国工农业生产和居民生活中，特别是对现代煤化工和洁净煤技术的发展占有十分重要的地位，是实现中国经济可持续发展的主要技术手段之一。

2.2 煤气化技术的现状及发展趋势

目前世界正在应用和开发的煤气化技术有数十种之多，气化炉型也是多种多样，最有发展前途的有10余种，所有煤气化技术都有一个共同的特征，即气化炉内煤炭在高温条件下与气化剂反应，使固体煤炭转化为气体燃料，剩下的含灰

残渣排出炉外。气化剂为水蒸气、纯氧、空气、CO2 和H2 。粗煤气中主要成分有CO、CO2、H2、CH4 、N2、H2O，还有少量硫化物、烃类和其他微量成分。各种煤气的组成和热值取决于煤的种类、气化工艺、气化压力、气化温度和气化剂组成。

2.2.1煤炭气化技术的发展趋势 (1) 气化压力向高压发展

气化压力由常压低压 (﹤1.0 MPa)向高压 (2.0－8.5 MPa)气化发展，从而提高气化效率、硫转化率和气化炉能力，实现气化装置大型化和能量高效利用，降低合成气的压缩能耗或实现等压合成 (如甲醇低压合成)降低生产成本。如Texaco气化压力可达6.5 MPa－8.5 MPa，Shell气化压力为2－4 MPa。 (2) 气化炉能力向大型化发展

Texaco和Shell单台气化炉气化煤量已达2000 t/d以上，prenflo气化炉单台气化煤量已达2600 t/d 。大型化便于实现自动控制和优化操作、降低能耗和操作费用。

(3) 气化温度向高温发展

Texaco气化温度1400－1500 ℃，Shell气化温度高达1400－1700 ℃，流化床气化温度为1000－1200 ℃。气化温度高煤中有机物质分解气化，消除或减少环境污染，对煤种适应性广。

(4) 不断开发新的气化技术和新型气化炉

提高硫转化率和煤气质量，降低建设投资。目前硫转化率高达98%－99%，煤气中含CO+H2 达到80%－90%。

(5) 现代煤气化技术与其他先进技术联合应用

如与燃气轮机发电组合的IGCC发电技术，高压气化 (6.5 MPa)与低压合成甲醇、二甲醚技术联合实现等压合成，省去合成气压缩机，使生产过程简化、总能耗降低。

(6) 煤气化技术与先进脱硫除尘技术相结合，实现环境友好、减少污染。

如在气化炉内加入脱硫剂(石灰石)，脱硫效率可达80%－90%。采用高效除尘器使煤气中含尘降到1－2 mg/m3以下。

总之，先进的流化床、气流床煤气化技术目前已成功实现工业化和大型化，并不断改进和完善，应用范围不断扩大，是今后的主要发展方向。而固定床气化技术特别是固定床间歇式气化技术其气化效率低、能耗高、污染大，随着各气化工艺的不断发展将会被淘汰。

2.2.2国内外煤气化技术的现状和发展 1.国内煤气化技术的发展趋势

煤气化技术在中国已有近百年的历史，但仍然较落后和发展缓慢，就总体而

言，中国煤气化以传统技术为主，工艺落后，环保设施不健全，煤炭利用效率低，污染严重。目前在国内较为成熟的仍然只是常压固定床气化技术。它广泛用于冶金、化工、建材、机械等工业行业和民用燃气，以UGI、水煤气两段炉、发生炉两段炉等固定床气化技术为主。常压固定床气化技术的优点是操作简单，投资小；

但技术落后，能力和效率低，污染重，急需技术改造。如不改变现状，将影响经济、能源和环境的协调发展。

近40年来，在国家的支持下，中国在研究与开发、消化引进技术方面进行了大量工作。我国先后从国外引进的煤气化技术多种多样。通过对煤气化引进技术的消化吸收，尤其是通过国家重点科技攻关，对引进装置进行技术改造并使之国产化，使我国煤气化技术的研究开发取得了重要进展。50年代末到70年代进行了仿K-T气化技术研究与开发；70年代中科院山西煤化所开发了灰熔聚流化床煤气化工艺并取得了专利；“九五”期间华东理工大学、兖矿鲁南化肥厂、中国天辰化学工程公司承担了国家重点科技攻关项目“新型(多喷嘴对置)水煤浆气化炉开发”(22吨煤/天装置)，中试装置的结果表明：有效气成分约83%，比相同条件下的Texaco生产装置高1.5～2个百分点；碳转化率>98%，比Texaco高2～3个百分点；比煤耗、比氧耗均比Texaco降低7%。 “十五”期间多喷嘴对置式水煤浆气化技术已进入商业示范阶段。“新型水煤浆气化技术”获“十五”国家高技术研究发展计划(863计划)立项，由兖矿集团有限公司、华东理工大学承担，在兖矿鲁南化肥厂建设多喷嘴对置式水煤浆气化炉及配套工程，利用两台日处理1150吨煤多喷嘴对置式水煤浆气化炉(4.0MPa)配套生产24万吨甲醇、联产71.8MW发电，总投资为16亿元。 2国内煤气化技术简介

煤气化是发展新型煤化工的重要单元技术，煤-电-化工联产是发展的重要方

向。研究表明，煤气化技术在单元工艺，中间产物，目标产品等方面有很大的互补性。将不同的工艺进行优化组合实现多联产，并于尾气发电，废渣利用等形成综合联产，达到资源能源综合利用的目的，能有效地减少工程建设投资，降低生产成本，减少污染物或废物排放。

3.国外煤气化技术的现状及发展趋势

间歇固定床气化炉( UGI) 固定床气化 UGI炉：世界上第一台气化炉是德 国于1882年设计的规范为200t/d的 煤气发生炉，1913年在德国 OPPAU建设第一套用炭制半水煤 气的常压固定层造气炉，能力为 300t/d，这种炉与后来演变成UGI 炉。 主要特点：以块状无烟煤或焦炭 为原料，以空气和水蒸气为气化剂， 在常压下生产合成原料气和燃料气。 该技术是20世纪30年发成功 的，设备容易制造、操作简单、投 资少。但在日益重视规模化、环境 保护和能源利用率的今天，其设备 能力低、三废量大以及必须使用无 烟块煤等缺点变得日益突出。 Lurgi加压气化炉 Lurgi加压气化炉：该技术是20世纪30年代由联邦德国鲁奇 公司开发，是目前世界上建厂数量最多的煤气化技术，主要用 于生产城市煤气和合成原料气。德国Lurgi加压气化炉压力位 2.5-4.0MPa，气化反应温度800-900 ℃，固态排渣，以小块煤 原料、蒸汽-氧连续送风制取中热值煤气。产品煤气经热回收 和除油，含有约10%~12%的甲烷和不饱和烃，适宜作城市煤气， 粗煤气经烃类分离和蒸汽转化后可作合成气。 主要特点：固态排渣，适宜弱黏结性碎煤（5-50mm）；生 产能力大；结构复杂，炉内设有破黏和煤分布器、

炉箅等转动 设备，制造和维修费用大；入炉煤必须为块煤，原料来源受限 制；出炉煤气中含焦油、酚等，污水处理和煤气净化工艺复杂、 流程长、设备多，炉渣含碳5%左右。 鲁奇改进（BGL）气化炉 固定床气化BGL炉：由鲁奇公司和英国煤 气公司联合开发，将固体燃料 全部气化产生燃料气和合成气。 其工作压力为2.5-3.0MPa，气 化温度在1400-1600 ℃，超过 了灰渣流动温度，灰渣呈液态 形式排出。 主要特点：与传统Lurgi炉相比， BGL炉结构简单，取消了转动 炉箅，气化强度高，生产能力 大，水蒸气耗量低，煤气热值 提高，煤种适应性增强，碳转 化率、气化效率和热效率均有 提高，对环境的污染也减少， 在当时受到了更广泛的重视。 流化床气化流化床煤气化又称为 沸腾床气化。其以小颗 粒煤为气化原料。这些 细煤在自下而上的气化 剂作用下，保持着连续 不断和无次序的沸腾和 悬浮状态运动，迅速地 进行着混合和热交换， 其结果导致整个床层温 度组成的均一。 高温温克勒气化炉（HTW）温克勒气化炉是最早工业化的 流化床气化炉， 主要特性：① 单炉生产能力可以达到 47000m3/h，较常压移动床气 化炉要高得多； ② 对原煤要求不需筛分，备煤系 统简单； ③ 操作温度低，无运动部件、操 作维修简单，运转可靠性高； ④气化操作温度低，带出物和灰 渣中含碳量较高，因而碳利用 率不高，至今只有少数炉子在 运行。 U-Gas气化炉 U-Gas气化炉是应用灰团 聚的原理，来进行反应和 排灰的。在这种气化炉内， 允许灰成分中熔点较低的 部分先熔化，黏结其他为 熔化的灰，并形成团聚。 这种工艺的优点是不需要 熔化所有的灰，对灰渣的 流动性要求不高。这种气 化炉的灰渣比纯干式排灰 的灰渣对环境的污染小。 Kellogg-Rust Westinghouse(KRW) 气化炉KRW也是采用灰团聚的流化 床气化炉，其运行状况与UGas系统非常相似。二者主要 的差别在于底部排灰方式不同。 在KRW气化炉中，煤，氧气 （或空气）一起从底部通过一 个喷嘴喷入反应器。煤的裂解 和燃烧发生在底部喷嘴的附近。 产生的热量迅速传到整个床层。主要特点：对原煤的适应性宽 广，碳效率高、环境影响小， 炉内无运转部件，操作简便、 稳定，操作弹性大。 气流床气化气流床气化是一支并流式气化。 气化剂（氧和蒸汽）将煤粉（70% 以上的煤粉通过200目筛）夹带入 气化炉。也可将煤粉制成煤浆，用 泵送入气化炉。在气化炉内，煤炭 细粉粒与气化剂经特殊喷嘴进入反 应室，会在瞬间着火，直接发生火 焰反应，同时处于不充分的氧化条 件下。因此，其热解、燃烧以及吸 热的气化反应，几乎是同时发生的。 顺气流的运动，未反应的气化剂、 热解挥发物及燃烧产物裹挟着煤焦 粒子高速运动，运动过程中进行着 煤焦颗粒的气化反应。这种运动形 态，相当于流化技术领域里对固体 颗粒的“气流输送”，习惯上称为 “气流床气化”。 常压K-T炉常压K-T炉：K-T煤气化工艺是最早工业化的常压气流床煤气化方法，第一 台工业化K-T炉于1949年建在法国。据悉以前在西方以煤为原料生产合成氨， 有90%用K-T炉生产原料气。 优点：煤气中CO和H2产气相当高，达90%，产物中无焦油、酚及烃类，甲烷 含量甚低，生产灵活性大，可在较短时间开炉、停炉或改变生产负荷。 缺点：氧耗高，常压下操作，低活性煤较难达到高转化率，同时也带来许多 经济上和操作上的问题。 4.国外煤气化技术简介

（1）Texaco（德士古）气化炉 ： 德士古气化工艺是20世纪80年 代煤气化的最新工艺之一,它是由 美国德士古公司开发的以水煤浆为 原料、液态排渣气流床加压气化技 术。原料煤与水、添加剂、石灰石 等经磨机研磨制成浓度为60%～70% 的水煤浆,由煤浆泵加压后与高压 氧气一起经烧嘴混合后,呈雾状喷

入气化炉燃烧室发生气化反应。通过调节氧和煤浆的比例,使炉内气化温度高于煤灰流动温度(FT)。 GSP气化炉GSP气化法，是下喷式加压气流床液态排 渣气化炉，操作压力2.5-3.0MPa，用粉煤、 氧气鼓风，其结构及工作原理与德士古气 化炉相类似。粉煤的气化在以氧气和蒸汽为气化剂的火焰反应中进行。物料在炉内的平均停留时 间约10s，气化火焰温度约在1800-2200℃。 反应室中有水冷壁，在耐火层表面会结一 层凝固渣层，最后形成流动渣膜，对耐火层起保护作用。特点：产品煤气高氢、高一氧化碳、低甲烷可在多种行业用作燃料气、合成气或 制氢；工艺技术简单，整个气化过程没有冷凝产物；反应速率高，气化装置生产能 力大；烧嘴和水冷壁的使用寿命较长；气化原料适应范围广；能够获得较高气化效 率和碳转化率；气化炉操作弹性大，负荷 调节灵活。

（2） Shell气化 Shell 气化炉为立式圆筒形气化炉，炉膛周 围安装有由沸水冷却管组成的膜式水冷壁，其内 壁衬有耐热涂层，气化时熔融灰渣在水冷壁内壁 涂层上形成液膜，沿壁顺流而下进行分离，采用以渣改渣的防腐办法，基本解决了高温耐火材料 损坏严重和检修频繁的难题。水冷壁与筒体外壳 之间留有环形空间，便于输入集水管和输出集汽 管的布置，便于水冷壁的检查和维修；环形空间 内充满温度为250-300℃的有压合成气。Shell煤气化工艺从示范装置到大型工业化装 置均采用废锅流程。原料煤经破碎、干燥后进入 磨煤机中被磨成粒度90%能通过170目筛孔的煤粉, 用氮气把煤粉从常压煤粉仓送到加压煤粉仓,再以 较高的固气比将煤粉送至气化炉四个喷嘴,煤粉在 喷嘴里与来自空分并预热的氧气(95%纯度)混合后 与蒸汽一起进入气化炉。由对称布置的四个燃烧 器喷入的煤粉、氧气和蒸汽的混合物在炉内迅速 发生气化反应,反应温度在1400℃～1700℃。

2.3 煤气化基本原理

煤气化，从狭义来说，即原料煤在煤气发生炉中，在高温条件下，与气化剂 (空气、氧气、水蒸汽、二氧化碳或是它们的混合物)作用产生煤气的过程。从广义上来说，是煤由固态形式转化为气态产物的过程，也就是从煤转化成煤气的过程。

2.3.1 煤气化的本质

煤气化过程的实现，必须有气化炉，原料和气化剂。气化炉是进行煤炭气化作业的主要设备；气化原料包括各种煤或焦炭；气化剂为氧气或其他含氧物质 (空气、水蒸汽、二氧化碳等)或它们的混合物。其本质如下： 焦炭 氧化 煤质大分子子 活性的不稳定的碳 气化剂 气化剂 气化剂 焦化 煤焦 挥发分 气态物（CO、H2、CH4） 图2：煤气化的本质

2.3.2 煤气化的主要反应 (1) 碳的氧化反应：

CO2CO2 H393.8MJ/kmol

(2) 碳的部分氧化反应：

2CO22CO H221.2MJ/kmo l(3) 二氧化碳的还原反应：

CCO22CO H162.4MJ/kmo l(4) 水蒸汽分解反应：

CH2O(g)COH2 H131.5MJ/kmol C2H2O(g)CO22H2 H90.0MJ/kmol

(5) 一氧化碳变换反应：

COH2O(g)CO2H2 H41.0MJ/kmol

(6) 碳的加氢反应：

C2H2CH4(7) 甲烷化反应：

H74.9MJ/kmol

CO3H2CH4H2OH206MJ/kmolCO3H2CH4CO2 247MJ/kmol

H165.4MJ/kmolCO3H2CH4H2O2.3.3 煤气化影响因素

A 温度

对于化学平衡和化学反应速度来说，温度是一个非常敏感的因素，在气流床气化炉中，提高炉内温度提高，一方面使气化反应的速度常数增大，反应速度加快，有利于碳在瞬间完全氧化；另一方面，温度影响吸热反应平衡，使水蒸汽的分解反应平衡朝着有利于生成一氧化碳和氢气的方向移动，因而在煤气中一氧化碳和氢气的含量增加，意味着合成气质量的提高，所以一般情况下需维持较高的反应温度。但是，炉温的提高也受其它条件的制约。通常在高温状态下进行的反应，必须要考虑到气化炉的耐火材料、液渣能否顺利排放以及高温煤气的废热回收等问题。

通常化工操作中通过改变煤气化和蒸汽煤比来调节气化炉温度。 B 氧煤比

在水煤浆气化中，氧煤比是最重要的反应条件，而氧耗又是重要的经济指标，故氧煤比的调节是控制气化过程的主要手段之一。

从水煤浆气化部分氧化的化学方程可知： CmHnm/2O2mCOn/2H2热量

氧的理论用量应该与氧原子数与煤中的碳原子数相等。此时，煤浆中的碳通过部分氧化反应完全转化为一氧化碳；但如果氧的用量超过了这个比值，则一部分碳将被完全氧化，生成二氧化碳。因此，按原子数计算，氧与碳之比最高不能超过1。

氧煤比对气化过程同时存在两方面的影响：一方面，氧煤比的增加使燃烧反应放出的热量增加，炉温相对提高，有利于二氧化碳还原反应和水蒸汽分解反应的进行，增加了煤气中的有效成分，提高了碳的转化率；另一方面，氧煤比的增加，燃烧反应所生成的二氧化碳和水蒸汽量也增加，从而增加了煤气中的无用成分。考虑到上述两方面的因素，在它条件一定的情况下，氧煤比存在一个最佳值，此时，可以到最佳的气化结果。

C 蒸汽煤比

在气化剂中加入适量的水蒸汽可增加煤气中氢的含量，降低氧耗，并能控制炉膛的温度。但是，蒸汽煤比也不能过高，因为炉温的降低将不利于气化反应的进行。因此，水蒸汽的加入量与煤浆浓度以及生成气的组成要求有关。

D 反应压力

水煤浆气化炉已是近年来世界各国研究煤气化中普遍使用的方法。在高压下，

生产能力提高，气相分压增大，气化反应加快，停留时间延长，则使碳的转化率提高。

E 煤浆浓度

煤浆浓度高，黏度小，气化效率高，产率高，利于气化。因此，制浆过程中会配一定量的添加剂来改善煤浆浓度到最佳气化要求。

2.4 气化工艺选择 2.4.1 煤气化方法的分类

煤气化无统一的标准，有多种分类方法：①按气化炉传热方式可分为外热式 (间接传热)和内热式 (直接传热)两类。②按煤气热值可分为低热值煤气 (<8340kJ/m)，中热值煤气 (16000－33000 kJ/m)和高热值煤气(>33000 kJ/m)三类。③按煤与气化剂在气化炉内运动状态可分为移动床 (固定床)流化床 (沸腾床)气流床和熔融气化方法。④按气化炉压力、气化炉排渣方式、气化剂种类、气化炉进煤粒度和气化过程是否连续等进行分类的。

按照固定床、流化床、气流床进行分类不同气化炉型技术比较分别列于表1 、表2和表 3。

表1－ 固定床气化不同方法的比较

气化 方法 间歇气化 气化方法

空气 富氧 纯氧

炉型 UGI 发生炉 改良UGI Lurgi炉

气化炉直径/mm φ3000 φ3000 φ3000 φ3000

煤种

氧气含量/%

气化压力/ MPa

CO

焦炭 无烟煤 焦炭 焦炭

21.8 21.8 约50 》95

常压 常压 常压 2.0~3.0

32.4 25.9 37.8 18.5

H2 38.5 15.3 29.4 39.0

粗煤气组成/% CO2 7.1 6.7 14.0 31.1

O2 0.3 0.1 0.1 0.5

N2 21.4 51.2 18.2 2.4

333间歇 气化

煤气热冷煤气化强值气效度/(KJ/m3) 率/% /m3/(m2

.h) 8347 5208 8122

75.0 1.0 80.0

1060 1250 2290

产气率 φ(CO+H/(m3/kg) 2)

含量/% 2.08 3. 2.71

70.9 41.2 67.0

氧耗/m3/m3 /(CO+H2)

0 0 0.214

煤耗/Kg/m3 (CO+H2) 0.600 0.686 0.2

蒸汽耗 /Kg/m3 (CO+H2) 0.905 0.350 0.519

间歇 气化

空气 富氧

纯氧 9578 项目

82.0

》3000 2.63 HTW炉

57.0 0.326 U－gas型炉

φ1.2－φ2.6 15.3－18.5 褐煤、木屑 0－6 ＜3 120－260

0.22－2.7 950－1050 900－980 250－285

0.6－0.7 2.80－2.90 0.45－0.72 4680－4970

15－16 20－21 8－9 0.8－1.5 0.2－0.3 5.6－5.7 5.2－5.4

0.677 1.346

表2 － 流化床气化炉技术指标 气化炉规格

炉膛内径/m 气化炉总高/m 原料煤种 入炉煤粒度/mm

入炉煤含水量/％(质量分数) 气化炉进煤量/(t·d气化条件

气化压力/kPa

气化温度/ ℃ 炉顶温度/ ℃ 入炉蒸汽温度/ ℃

消耗定额

氧气消耗率/[m³(标) .kg (煤)] 空气消耗率/[m³(标) •kg (煤)] 蒸汽消耗率/*kg•kg (煤)] 粗煤气产率(标态)/[m³.t (煤)] 干煤气组成

H2/％(体积分数) CO/％(体积分数) CO2/％(体积分数) CH4/％(体积分数) O2/％(体积分数) N2/％(体积分数)

煤气低热值(标态)/(MJ·m

31灰熔聚流化床

φ2.4－φ3.0 15－18 烟煤，焦炭 0－8 ＜3 120－216

0.03－0.05 950－1100 950－1000 280－310

0.47－0. 2.0－2.5 0.6－0.8 2200－2400

38－39 31－32 21－22 1.8－2.1 0.2－0.4 4.0－4.6 5.4－5.6

)

φ2.2－φ3.7 16－23 褐煤、次烟煤

0－10 ＜12 168－284

1.0－3.0 950－1050 900－950 250－300

0.486 2.8－3.1 0.52 1600－1850

32－34 36－38 9.0－10.0 2.0－2.2 0.2－0.3 0.6－1.3 8.3－8.5

)

表 3－ 气流床气化炉技术指标 项目 气化炉规格

炉膛内径/m 气化炉总高/m 原料煤种 入炉煤粒度/mm 入炉煤含水量/％(质量

分数) 气化炉进煤量/(t·d气化条件

1Texaco炉

φ1.67－φ3.048

14.27－18.25 低灰熔点烟煤 ＜0.076占70％

500－2000 168－284

Shell炉

φ4.5 15.3－18.5 烟煤

＜0.15占90％

＜2.0 400－2000

K－T

φ2.0－φ3.50

15－18 烟煤

＜0.076占80％

＜2.0 430－860

)

气化压力/kpa 气化温度/ ℃ 入炉蒸汽温度/ ℃

加煤方式 消耗定额

氧气消耗率/[m³(标) .kg (煤)] 蒸汽消耗率/*kg•kg (煤)] 粗煤气产率(标态)/[m³.t

(煤)] 干煤气组成

H2/％(体积分数) CO/％(体积分数) CO2/％(体积分数) CH4/％(体积分数) CO+ H2％(体积分数) N2+Ar/％(体积分数) O2/％(体积分数) 煤气低热值(标态)/(MJ·m

33.8－6.5

1400－1500 不加蒸汽 水煤浆

0.62－0.65

0 1.9－2.1

35－36 45－46 1.7－1.8 0.02－0.03 80－82 0.6－1.3 0.1－0.2

9.6－9.72

2.0－4.0 1400－1700

250 干煤粉

0.56－0.57 0.13－0.15

1.7－1.86

26－28 61－63 1.8－3.8 0.01－0.02 －92 0.7－0.8 0.1 10.5－11.0

0.03－0.05 1500－1600 250－260 干煤粉

0.60－0.65 0.4－0.5

1.75－1.80

26.5－27.5 63－65 1.5－2.0 约0.1 .5－93.0 4.3－5.4

11－12

)

2.4.2气化工艺选择

2.4.2.1德士古水煤浆气化工艺

德士古水煤浆工艺具有以下特点： （1）煤种适应性广

德士古水煤浆气化在理论上可以广泛利用各种煤种,包括高水份、高灰份、高硫份、高粘结性的煤。

国内实际生产中主要以烟煤为主,对煤的活性没有严格要求,但对煤的灰熔点有一定要求。 （2）生产的连续性

德士古水煤浆气化工艺采用连续进料、液态排渣,在排渣时不影响气化炉运行,克服了固定层气化方法间歇性排渣的缺点,提高了生产的连续性。 （3）降低了气体压缩功耗

德士古水煤浆气化工艺采用加压气化,煤浆的压力由煤浆泵提供。氧气压力由液氧泵提供，视后工序生产压力,一般其压力等级分为2.7MPa、4.0MPa、6.5MPa、

8.5MPa等,因此，气化后的气体压力较高，可以省去了后工序气体压缩所需的大量功耗。 （4）气化强度高

气化炉结构简单，气化强度高，设备体积小，布置紧凑，生产能力大。例如1台直径3200mm的气化炉，在4.0Mpa压力下进行, 可以日产合成氨760吨。 （5）热量回收利用

德士古水煤浆气化在高温(1400℃左右)、高压(2.0～8.5MPa)下进行生产,采用激冷流程或废热锅炉的方式回收热量。由于温度、压力较高,其回收的热量具有较高的利用价值,可以副产不同压力等级的蒸汽以及用于联合发电等。激冷流程一般适用于合成氨和甲醇的生产,废热废锅流程一般用于联合发电和合成油。 （6）有利于环境保护

由于德士古煤气化工艺是在高温下进行,产品气中不含有焦油、酚等大分子烃类,废水中主要是含氰化合物,远比其他方法生产的废水易于处理。同时气化系统的水在内部循环使用,外排量很少。并且可以将难于处理的工业废水(如含酚废水)用于水煤浆的配制,大大减轻了对环境的污染。气化排出的废渣可用于建筑材料(如水泥熟料)的生产。 （7）控制系统先进、可靠

德士古水煤浆气化工艺采用了先进的DCS集散控制系统,自动化程度高。为了使装置运行安全可靠,系统中设置了复杂的安全联锁。 （8）一次性投资较小

由于德士古煤气化工艺专利权属于德士古公司所有,并且重要的设备、阀门、仪表需从国外引进,专利费比较高。目前该装置的国产化程度比较高，装置建设投资数额不大。

2.4.3shell生产工艺

壳牌 (Shell)干煤粉气化工艺是壳牌 (Shell)公司开发的煤粉气化工艺，具有鲜明的技术特色，是当前先进的第二代煤气化工艺。早在1972年就开始基础研究，1978年德国汉堡壳牌150 t/d投煤量中试装置运行几年并取得丰富的基础数据。1987年在美国休斯顿建设了一套投煤量250 t/d的示范装置，在此示范装置中壳牌公司使用了十几种煤，包括烟煤、无烟煤、褐煤、石油焦等，其运行表明，该示范装置能适应上述所有煤种并累计运行了15000小时。在取得大量数据基础上，于1993年在荷兰建成日处理煤量为2000吨的单系列大型气化装置，1994年首次将生产的煤气用于发电，并且使用了多种世界各地煤种，取得了丰富的数据。该煤气化装置用于联合循环发电经过3年示范运行，已于1998年1月正式交付用户使用，气化装置连续运转率达95％，其负荷可在40－100％之间调整，生产操作数据表明已达到预期目标。

壳牌粉煤气化工艺具有如下特点：

A 采用干煤粉作气化原料，煤粉用惰性气输送，操作十分安全。对煤种的

适应性比较广泛，从较差的褐煤、次烟煤、烟煤到石油焦均可使用；对煤的灰熔点适应范围比其它气化工艺更宽，即使是高灰分、高水分、高硫的煤种也能使用。 B 气化温度高，一般在1400－1600 ℃，碳转化率高达99%，合成气质量好。煤气中甲烷含量极少，不含重烃组分，CO+H2 含量可达到含量可90%。由于气体中有效组分含量高，煤气总量有所减少，因而气化消耗煤量也可降低。 C 氧耗低。采用干煤粉进料与水煤浆进料气化法相比不需在炉内蒸发水分，氧气用量因而可减少15－25%，从而降低了生产成本。配套空分装置规模相对缩小，投资也可相应降低。

D 气化炉采用水冷壁结构，无耐火砖衬里。水冷壁设计寿命按25年考虑。正常使用维护量很小，运行周期长，也无需设置备用炉。商业化运行单台炉日处理煤量已达2000吨，目前，正在设计更大规模的装置。

E 每台气化炉设有4－6个烧嘴，故对生产负荷调节比Texaco单个烧嘴更为灵活，范围也更宽。Shell烧嘴保证寿命为8000小时，已超过连续16000小时运行。烧嘴的使用寿命长，也是气化装置能长期运行的一个重要保证。

F 热效率高。Shell煤气化的冷煤气效率达到78－83%，其余－15%副产高压或中压蒸汽，总的原料煤的热效率达98%，处于很高水平。

G 对环境影响小。气化过程无废气排放。系统排出的融渣和飞灰含碳低，可作为水泥等建筑材料，堆放时也无污染物渗出。气化污水不含焦油、 酚等，容易处理，需要时可作到零排放。

2.4.4熔融床气化工艺

熔融床气化炉是一种气-液-固三相反应的气化炉，燃料和气化剂并流进入

炉内，煤在熔融的渣，金属与盐浴中直接接触气化剂而气化，生成的煤气由炉顶道出，灰渣则以液态和熔融物一起溢流出气化床。

炉内温度很高，燃料一进入床内便迅速被加热气化，因而没有焦油类物质生成。熔融床不同于移动床，沸腾床和气流床，对煤的粒度没有过分的要求，大部分熔融床气化炉适应磨得很粗的煤，也包括煤粉。熔融床也可以适应强粘结性煤，高灰煤和高硫煤。熔融床的缺点是热损失大，熔融物对环境污染严重，高温熔铁盐对炉体造成严重腐蚀。

2.4.5鲁奇加压气化炉工艺

（1）原料选择

加压气化所应的煤种有无烟煤、烟煤、褐煤等。煤的活性高，能在较低的温度下操作，降低氧耗，并能提高气化强度和煤气质量，因此煤的活性越高越好，加压气化也可以采用弱黏结性煤种，炉内需设搅拌破黏装置，依靠浆叶的转动，将结块打碎。

（2）生产过程控制

气化炉的生产能力高，以水分含量为20%-25%的褐煤为原料，气化炉的气化强度在2500kg/(m2.h ) 左右，比一般的常压气化强度高4-6倍，所产煤气的压力高，可以缩小设备和管道尺寸。

（3）气化产物

压力高的煤气易于净化处理，副产品的回收率高，通过改变气化压力和气化剂的汽氧比等条件，以及对煤净化处理后，几乎可以制的各种比例（H2/CO）的化工合成原料气。

（4）煤气输送

可以降低动力消耗，便于远距离输送。

2.4.6各种气化工艺的比较

Texaco水煤浆气化技术、Shell煤气化技术、熔融床气化工艺、鲁奇加压气化炉成分及工艺比较分别见下表：

表1-1 四种煤气工艺水煤气的成分含量

成分 H2 CO CO2 CH4 H2S+COS N2 Ar

德士古 35.1 45.5 17.1 0.1 1.1 0.7 0.6

Shell 26.7 63.3 1.5 0.1 1.7 4.1 1.1

表1-2 四种煤气化工艺比较

项目 灰熔点/oC 德士古 小于1300 Shell 小于1450 水分/％ 小于8 小于8（褐煤） 小于2（烟煤） 灰分/％ 操作压力/MPa 操作温度/ oC 排灰方式 碳的转化率/％ 原料准备 小于13 2.65-6.5 1350-1400 液态 98-99 复杂，费用高 小于13 2.0-4.0 1400-1700 液态 大于98 复杂，费用高 灰分无 2.0-3.1 1100-1300 固态 98 简单，费用低 小于40 2.0-3.0 900-1000 固态 88-95 简单，费用低 小于20 小于1 熔融床

34.8 26.0 10.3 5.8 0.5 0.3 0.2

鲁奇加压

38 21.5 28.5 11.2 0.7 9073

熔融床 大于1400 鲁奇加压 1600-1700 煤气水处理 较简单 简单 量大，复杂 量大，复杂 以上比较可以看出，Shell工艺在运行周期、单炉产能、变负荷能力、碳的转化率和有效气(CO+H2)含量等方面优势明显，而且在环保和资源综合利用方面也具有优势，有较好的技术发展前景，但该技术设备投资较大。中国石化集团公司和壳牌公司合作，已投资136亿美元在岳阳洞庭化肥厂建设日耗煤2 000 t的煤气化厂，以煤代油生产合成氨300 kt/a。目前还有多家采用Shell粉煤气化工艺造气用于生产合成氨的装置正在建设中。

鲁奇加压气化工艺在国内合成氨生产中已有多套工业化装置，技术成熟，运行可靠，国产化率高。但Lurgi煤气化工艺明显存在许多缺陷，导致合成工艺流程复杂，废水处理困难，环境污染严重。

Texaco工艺在我国已有近10 年的成功应用经验。水煤浆是一种由水、煤、添加剂混合制备而成的新型煤基流体环保燃料，流动性好、储存稳定、运输方便，既保留了煤的燃烧特性，又具备了类似重油的液态燃烧特点，燃烧效率高，污染物排放低，2 t水煤浆可以替代1 t燃油。［8］相比之下，Texaco工艺具有明显的优势，而且水冷激流程特别适合与合成氨、甲醇生产工艺相匹配。若将我国每年烧掉的30000 kt重油全改为水煤浆，其意义将是深远的。有关资料表明，我国每年的原油产量在1.6亿t左右，2004年中国石油进口达1亿t。因此，Texaco水煤浆气化技术是目前合成氨、甲醇生产厂家的优选工艺，将成为缓解我国石油供需矛盾和减少常规污染的主要途径。

3.工艺流程简述

3.1工艺流程说明

3.1.1 煤浆制备及输送工段

来自原料贮运系统的粒度为10mm以下的碎煤，连续送入煤仓V1101，在煤仓中储存可供4小时的用量。煤仓中的煤经煤称量给料机W1101计量后送入磨煤机M1101。

磨煤机M1101中还加入添加剂，以稳定煤浆，降低煤浆粘度。从界区外运来的添加剂（主要是造纸废液，含木质素磺酸钠）由软管注入到添加剂地下槽V1207，再由添加剂地下槽泵P1202送到添加剂槽V1202中储存，添加剂槽V1202底部设有蒸汽盘管。添加剂槽中的添加剂经添加剂给料泵P1203计量后送入磨煤机M1101。

制浆用水为渣水处理工序的冷凝液和滤液。来自渣水处理工段滤液受槽V1416的滤液经滤液泵P1409由调节阀FV1101进行流量调节后送入磨煤机M1101。气化炉未开车时，磨煤机M1101的工艺水由新鲜水补充。

煤﹑添加剂﹑工艺水按比例在磨煤机M1101中湿磨至所要求的粒度分布﹑浓度约为58～62％(WT)的水煤浆后从磨煤机M1101出口溢出，溢流出的煤浆经滚筒筛S1101滤去3mm以上的大颗粒，煤浆依靠重力自流至磨煤机出料槽V1102，由磨煤机出料槽泵P1101送至煤浆槽V1201储存，再由煤浆给料泵P1201送往气化工序。

为防止煤浆在储存过程中发生沉淀，在磨煤机出料槽V1102、煤浆槽V1201顶部分别安装有搅拌器X1101﹑X1201进行搅拌。

同时，在开﹑停车时为防止煤浆管线堵塞，还设置了冲洗水系统：来自管网的新鲜水送到冲洗水槽V1103后由冲洗水泵P1102分配到磨煤机区域﹑煤浆槽区域﹑气化框架﹑渣水处理等四个区域，冲洗时用软管连接。

磨煤单元的排放﹑冲洗﹑泄漏等废水都汇集到磨煤排放池V1203中，由磨煤排放池泵P1204送到滤液受槽V1416中，以供循环利用。

工艺流程中还考虑了用于降低煤灰熔点的石灰石工艺流程。用以改善熔渣性能的石灰石由槽车运至界区，并用气力输送至石灰储仓V1104，在石灰储仓V1104顶部设有除尘系统以防止粉尘污染，石灰石经石灰称量给料机W1102称量后送至磨煤机M1101。

3.1.2 多喷嘴对置式气化及煤气初步净化工序

由磨煤机出口槽泵来的煤浆送入煤浆槽V1201。煤浆槽有一定的标高，提供煤浆给料泵所需的入口压头。来自煤浆槽的煤浆，由两台煤浆给料泵P1201A、P1201B加压后，分别经煤浆切断阀进入工艺烧嘴X1301。投料前，煤浆经煤浆循环阀循环回煤浆槽V1201。空分装置来的纯氧，分别经氧气流量调节阀、氧气切断阀后，进入工艺烧嘴X1301的中心通道和外通道。根据安全系统要求，投料前用氧气放空方式建立氧气流量。

水煤浆和氧气通过四个对称布置在同一水平面的工艺烧嘴同轴射流进入气化炉内，气化反应的条件为～4.0MPa、～1350℃。生成的粗合成气为H2、CO、CO2及水蒸汽等的混合物。煤中的未转化组分与煤灰形成灰渣。粗合成气与灰渣一起向下，穿过洗涤冷却水分布环，沿洗涤冷却管进入洗涤冷却室的水浴中。大部分的灰渣冷却后，落入洗涤冷却室底部。粗合成气经分布器后由多层横向分隔器破泡洗涤，出洗涤冷却室，去煤气初步净化工序。

洗涤水经黑水过滤器V1309滤去可能堵塞洗涤水分布环的大颗粒，送入位于洗涤冷却管上部的洗涤水分布环。洗涤冷却室底部含渣水中含固量～1%，通过液位调节连续排出洗涤冷却室，送入含渣水处理工序。

在气化炉烘炉期间，洗涤冷却室底部水经过水封槽V1305溢流排入澄清槽V1411，在开车期间，含渣水经过开工管线去真空闪蒸。洗涤冷却室底部的粗渣经破渣机X1304破渣后排入锁斗V1307，然后定时排放。在气化炉预热期间，利用顶置的预热烧嘴进行升温，直到气化炉内温度达到要求的温度。预热烧嘴有其单独的燃料供给和调节系统。洗涤冷却室出口气体经开工抽引器X1303排入大气。通过调节预热烧嘴风门和抽引蒸汽量控制气化炉的真空度在100～800mmH2O。

气化炉燃烧室装有若干直接测量反应温度的热电偶。

工艺烧嘴在高温下工作，为了保护烧嘴，在端部有冷却盘管和水夹套，通入的冷却水连续循环流动以冷却烧嘴，防止高温损坏。脱盐水首先送入烧嘴冷却水槽V1301，由烧嘴冷却水泵P1301加压后送入烧嘴冷却水换热器E1301，然后分多路分别进入对应的工艺烧嘴的冷却盘管。出烧嘴冷却盘管的水分别进入对应的烧

嘴冷却水回水分离罐V1306。烧嘴冷却水回水分离罐V1306通入低压氮气，作为CO分析的载气。V1306的气相经放空管排入大气。在四个放空管上分别安装CO监测器，通过监测CO含量来判断烧嘴是否被烧穿，正常CO含量为0ppm。分离器的冷却水依靠重力合流返回烧嘴冷却水槽。

烧嘴冷却水系统设置了一套单独的联锁系统，在判断烧嘴端部冷却盘管和水夹套泄漏的情况下，将引起烧嘴冷却水系统四选二联锁造成气化炉联锁停车，以保护工艺烧嘴（X1301A～F）不受损坏。烧嘴冷却水泵（P1301A/B）设置了自启动功能，当出口压力低（PSL1310）则备用泵自启动。如果备用泵启动后仍不能满足要求，出口压力低低（PSLL1310），则事故冷却水槽（V1302）的事故阀（KV1309）打开短时间向烧嘴提供烧嘴冷却水。

沉积在气化炉洗涤冷却室底部的粗渣及其他固体颗粒，通过循环水流的循环作用，经锁斗安全阀、锁斗进口阀进入锁斗V1307。锁斗安全阀处于常开状态，仅当洗涤冷却室液位低低引起的气化炉停车，安全阀才关闭。锁斗循环泵P1302从锁斗顶部抽取相对洁净的水送回洗涤冷却室底部水浴，建立的循环水流携带渣进入锁斗。

锁斗循环分为收渣、泄压、清洗、排渣和充压五个阶段，一个循环的时间大约为 30 分钟。锁斗程序启动后，当排渣时间到时，循环阀打开，锁斗循环泵入口关闭，锁斗进口阀关闭，锁斗泵自身循环。锁斗泄压阀打开，渣池溢流阀关闭，锁斗开始减压，锁斗内压力泄至渣池 V1303。减压后，清洗阀打开，清洗泄压管线，设定时间到后关闭清洗阀，关闭锁斗泄压阀，打开自锁斗冲洗水罐V1308至锁斗的锁斗冲洗阀及自锁斗至渣池的锁斗出口阀，锁斗开始排渣。排渣计时器开始计时，到达预定时间后，锁斗出口阀、锁斗冲洗阀关闭。锁斗充压阀打开，用来自含渣水处理工序高温热水泵 P1402 的高压灰水对锁斗进行充压。当锁斗与气化炉之间的压差小于设定值时，充压阀关闭，锁斗进口阀重新打开。与此同时，锁斗循环泵入口阀打开，循环阀关闭，锁斗开始收渣，渣池溢流阀在锁斗出口阀关闭5min打开。全部排渣循环(泄压、清洗、排渣、充压)时间大约 2 分钟。锁斗循环重新开始。

灰水由低压灰水泵P1406经灰水冷却器E1302冷却后，通过锁斗冲洗水罐加水阀，送入锁斗冲洗水罐。冲洗水罐设置有至渣池的溢流管线。

锁斗排放出的渣水，排放至渣池前仓。大约排放5分钟后，渣池溢流阀打开，较清的渣水溢流至渣池后仓，并由渣池泵P1303将渣水送往含渣水处理工序的真

空闪蒸罐V1402。排入渣池的粗渣在前仓由刮板输送机M1301送入粗渣斗V1304，由渣车运出界区。

从气化炉洗涤冷却室出来的饱和了水蒸汽的合成气进入混合器X1403，在这里与黑水循环泵 P1401来的水洗塔黑水混合，使合成气夹带的固体颗粒完全润湿，以便从合成气中快速除去。

从黑水循环泵P1401来的黑水，一路入混合器X1403，另一路经黑水过滤器V1309过滤后进入气化炉的洗涤水分布环。

水/合成气的混合物进入旋风分离器V1408，气相中的大部分细灰进入液相，连续排出旋风分离器，进入含渣水处理工序。

出旋风分离器的合成气进入水洗塔T1401的下部，合成气向上穿过泡罩塔板，与塔中部加入的蒸发热水塔加热的循环灰水和塔上部加入的来自外界的变换高温冷凝液逆流直接接触，洗涤剩余的固体颗粒。合成气在洗涤塔顶部经过旋流板除沫器，除去夹带在气体中的雾沫，基本上不含细灰的工艺气送出水洗塔。在水洗塔出口管线设置在线分析仪，分析CH4、CO、CO2及H2。

干净的合成气经过电动阀送往变换工序。开车和停车期间，合成气经压力调节排至火炬。火炬管线连续通入N2使火炬管线保持微正压。

水洗塔底部排出的黑水，通过流量控制经减压进入含渣水处理工序。含渣水处理工序再生的灰水，经过热水塔预热返回水洗塔。黑水循环泵从水洗塔底部抽取上层黑水，送至气化炉洗涤冷却室、混合器。

开车和停车时，原水或灰水可直接送入黑水循环泵入口。 3.1.3 含渣水处理工序

含渣水处理工序的作用是将多喷嘴对置式气化及煤气初步净化工序产生的黑水所含的固体和溶解的气体分离出来，并将黑水所含的热量加以回收。

进入含渣水处理工序的黑水共有四条路线：气化炉洗涤冷却室排放、旋风分离器排放、水洗塔排放及锁斗排放。来自气化炉洗涤冷却室、旋风分离器及水洗塔底部的黑水分别经过减压后送入蒸发热水塔T1402下部蒸发室。蒸发热水塔蒸发室中，一部分水蒸发为蒸汽，连同少量溶解气体，进入蒸发热水塔上部热水室，与低压灰水泵P1406来的灰水直接接触，加热灰水，自身大部分冷凝。热水室的热水流入高温热水罐V1407，经高温热水泵P1402进入水洗塔中部。热水室未冷凝的闪蒸气去变换装置汽提塔。蒸发热水塔蒸发室底部被浓缩的黑水经液位调节阀由底侧部排出，进入低压闪蒸罐V1406进一步闪蒸，蒸汽去除氧槽V1405除氧，浓

缩后的黑水进入真空闪蒸罐V1402，来自渣池的含渣水用渣池泵P1303经过流量调节也送入真空闪蒸罐。真空闪蒸罐内进行真空闪蒸，大量溶解的气体释放出来，黑水进一步浓缩，含固量增大，温度进一步降低。真空闪蒸汽进入真空闪蒸冷却器E1402，被循环水冷却，再送入真空闪蒸分离罐V1403，从分离器顶部出来的闪蒸汽送往水环式真空泵P1412。真空闪蒸分离器底部冷凝液依靠重力送往灰水槽V1412。真空闪蒸罐底部的黑水经液位控制依靠重力送至静态混合器X1402，与来自絮凝剂槽V1413经絮凝剂泵P1410加压的絮凝剂混合后流入澄清槽V1411。

来自真空闪蒸罐的黑水送入澄清槽V1411。为了加速固体在澄清槽V1411中的沉降速率，在系统中加入了絮凝剂。絮凝剂贮存在絮凝剂槽V1413中，由絮凝剂泵P1410调节至适当流量后，经静态混合器X1402和黑水充分混合后送入澄清槽V1411。澄清槽V1411上部设置一台缓慢转动的刮渣机X1401，将沉降的固体推到澄清槽底部出口。澄清槽上部澄清水溢流，依靠重力进入灰水槽V1412。灰水经低压灰水泵P1406去蒸发热水塔T1402、锁斗冲洗水罐V1308、气化炉预热水循环和废水处理。为防止溶解固体在黑水系统中的累积，需向界外连续送出一部分灰水进行处理。此外，为了防止管道及设备结垢，在系统中还加入分散剂，分散剂贮存在分散剂槽V1415内，经分散剂泵P1414调节适当流量，送至V1411至V1412管线入口。

密封的澄清槽V1411和灰水槽V1412通低压氮气，由共同的氮封水槽V1414排放。澄清槽V1411底部的细渣和水经澄清槽底流泵P1407送往真空过滤机M1401。滤饼通过卡车送至贮放区域。滤液进入滤液授槽V1416，经滤液泵P1409送至水煤浆制备工序的磨煤机M1101。

4.德士古工艺设计及计算

4.1德士古水煤浆加压气化原理和炉内流动过程特点

德士古水煤浆加压气化属气流床，氧气和水煤浆通过德士古烧嘴混合后喷射时立即雾化进入气化炉，在0.1秒内煤浆中水被气化，煤粒子被气体隔开，各煤粒的进行反应，气化炉在煤灰熔点以上温度发生反应，固体在气化炉内停留3～5秒钟，反应生成的粗合成气甲烷含量减少，一般仅为0.1%以下，碳转化率高达98%，由于反应温度高，不生成渣油、酚及高级烃等可凝聚的副产物。 4.1.1德士古水煤浆加压气化原理

气化炉内发生的化学反应是很多的，在火焰中可能同时进行以下化学反应：

CmHn+(m+n/4)O2=mCO2 +n/2H2O ① 2C+O2=2CO +246.6KJ ② C+O2=CO2 +409.1KJ ③ 2CO+O2=2CO2+573.2KJ ④ H2 +1/2O2=H2O ⑤ C+H2O=CO+H2－122.7KJ ⑥ CO2+H2=CO+H2O－42.3KJ ⑦ CH4+H2O=CO+3H2－412.8KJ ⑧ C+CO2=2CO －165.0KJ ⑨ CH4=C+2H2 ⑩

此时还可能发生如下副反应：

COS+H2O=H2S+CO2 ①

C+O2+H2=HCOOH ② N2+3H2=2NH3 ③ N2+H2+2C=2HCN ④

4.1.2炉内流动过程的特点

德士古水煤浆气化过程从流动特征上讲属受限对流反应过程，按流动过程可将炉内分为三个流动区域，即对流区、回流区和管流区，每个区域的流动特征各异。在对流区中物流流动速度大，不断地与回流区进行物质交换，喷口附近回流区中的高温气体大量地被卷吸到对流区，而远离喷口区域却有大量流体离开对流区进入回流区，未离开部分流体则进入到管流区。 1、射流区反应及特征

进入射流区的介质有水煤浆和来自回流区的高温烟气，发生的过程是：雾化后的水煤浆接受炉膛辐射热并与来自回流区的高温烟气迅速混合升温，水份蒸发，挥发份逐渐放出来，在气化温度下0.1秒左右，释放出的挥发份与来自回流区CO、H2等与CO2相遇达到着火条件即发生燃烧，温度持续升高，煤中难以挥发的碳氢化合物也开始裂解，脱挥发份的过程结束后，形成的残碳呈多孔的疏松状，若此时氧未消耗完，则残碳将进行燃烧反应。

由于此区中含大量水份及氧气等，究竟发生的部分氧化反应还是燃烧反应，依据动力学研究确定：在射流区中氧气消耗完之前的区域，以生成CO2的完全燃烧反应为主（C+O2=CO2），定义为一次反应区，在氧气消耗完之后的区域，碳的各种转化反应速率相当，即过程进入到气化反应阶段，此区域与管流区一并称为二次反应区。（气化反应区） 2、管流区反应及特征

进入管流区的介质为来自一次反应区的燃烧产物及CH4、残碳、水蒸气及惰性气体等，此区中进行的反应主要是碳的非均相气化反应，甲烷水蒸气转化反应，

逆变换反应等，对比二次反应区的反应进行方向研究结果在1350℃下，有下列特点：

⑪ 反应⑥和反应⑨反应尚未到达平衡，反映将沿着生成CO和H2的方向进行。 ⑫ 反应⑺沿着生成CO的方向进行，即逆变换反应，生成CO和H2O。 ⑬ CH4转化反应⑧沿着生成CO+H2的方向进行。说明气化产品气中CH4存在是由于其与水蒸气转化反应警醒的不够完全的原因，而不是进行了甲烷化反应。不难发现，随着温度的升高，甲烷转化反应平衡常数升高转性，故有提高气化温度，出口气体中CH4含量降低的说法。 3、回流区反应及特征

回流区中的介质为在对流卷吸作用下来自对流区的燃烧产物残碳、水蒸汽和少量氧气等，因而其反应包括一次反应和二次反应，此区为一、二次反应共存区。

4.2工艺计算

气化过程中，进入气化炉内的碳主要是指原料带入的碳；带出气炉的碳，则包括煤气，焦油，轻质油，酚，煤气吹出物和灰渣等。气化过程中，氢的来源包括水蒸气和原料煤中的氢；带出气化炉中的氢则包括在煤气，焦油，轻质油，酚，氨和煤气中未分解的水煤气。对于加压而言气化剂中水蒸汽的含量远远高于常压气化，煤气中未分解的水煤气的量少，同时气化时产生甲烷的量叫常压气化也多。

气化过程中氧的来源，一是原料中的化合氧，二是气化剂带入的氧；带出气化炉的氧，主要是生成煤气中的氧,以及焦油，轻质油中微量的氢。

加压气化过程过程的衡算步骤和内容基本与常压的相同. 以100kg褐煤为计算基准,已知原始数据如下. 褐煤的工业分析（%）:

Mar=19.5;Aar=27.3;Var=28.2;Sar=0.36 褐煤的元素分析（%）：

w(Cdaf)=72.13;w(Hdaf)=5.5; w(Odaf)=19.70;

w(Ndaf)= 1.99; w(Sdaf)=0.68 换算为收到基：

由收到无灰基转变成收到基的转换系数： K=(100- Mar - Aar)\\100

=（100-19.5-27.3）\\100 =0.532

w (Car)=67.5X0.532=35.91 w (Har)=4X0.532=2.13

w (Oar)=10.2X0.532=5.43 w (Nar)=0.65X0.532=0.35 w (Sar)=0.34X0.53=0.18

褐煤分析（%）：

W(半焦)=74.98 W(焦油)=6.5

W热水解）=11.04 W(煤气及损失)=7.48

灰渣熔点：

T1=1380度; T2>1400度； T3>1420度

粗煤气：

Φ(CO2)=31.65%; Φ(O2)=0.3%; Φ(C2H4)=0.2%; Φ(H2S)=0.15%

Φ(CO)=17.4%; Φ(H2)=37.2%; Φ(CO2)=12.1%; Φ(CH4)=31.65%; Φ(N2)=1.0%

高热值：11903KJ/m3

焦油组成：

w(C)=80.0;w( H)=9.0.；w( O)=8.7；w(N)=1.0；w( S)=1.3

轻质油组成：

W(C )=85.0%; W( H)=15.0%;

副产品产率：

W(焦油)=3.96%；W(轻质油) =0.794%；W(水溶性酚)=0.52%；W(氨) =0.66%

气化条件如下： 原料粒度：6-25mm

气化炉操作压力：1.96-2.45MPa 气化炉操作温度：1000-1050℃ 水蒸气、氧气压力：2.45-2.95MPa 水蒸气温度：450-500℃ 煤气出炉温度：300℃ 带出物比例：1% 灰渣含碳量：6%

在除去1%的带出物后，100kg褐煤实际入炉的物料如下： m(Car)=38.02kg; m(Har)=2.9kg; m(Oar)=10.3kg; m(Nar)=1.08kg; m(Sar)=0.36kg; m( Mar)=19.30kg; m( Aar)=27.02kg; 在除去带出物损失后，副产品产率如下(kg ):

m(焦油)=3.92; m(轻质油)=0.786 ； m(水溶性酚)=0.515； m(氨)=0.65 (1 )物料衡算

①碳的衡算。根据碳平衡计算求粗煤气的产率。射出煤气的产率为V粗，计算如下。

a. 计算粗煤气的碳量

m(C粗)=12\\22.4 *Φ(CO2)+ Φ(CO)+ Φ(CH4)+ 2Φ(C2H4) ] =0.5357x(31.65%+17.4%+12.1%+2x0.2%) =0.3297(kg\\ m3)

b. 计算灰渣中排出的碳量。

灰渣中的碳含量以6%计，硫含量以0.35%计，则灰渣的产量为： A=100XAa\\(100-6-0.35)

=100X27.3\\(100-6-0.35)=28.85 (kg) 从灰渣中排出的碳量为： m(CA)= Ax6%=28.85x6%=1.73(kg) c. 碳平衡计算

带入气化的碳量： m（C入）=38.02（kg）

带出气化炉的含量包括下面几项。

粗煤气带出的碳量： m(C粗)=0.3297x100V粗 灰渣带出的碳量： m=1.73(kg)

焦油带出的碳量： m（C焦油）=3.92x0.8=3.136(kg) 轻质油带出来的碳量： m（C轻质油）=0.786x0.85=0.66(kg)

酚带出的碳量： m(C酚)= 0.515x72÷94=0.394(kg) 根据碳平衡m（C入）= m（C出）得：

38.02=32.97V粗+1.73+3.136+0.668+0.394

得粗煤气的产率为：V粗=（38.02-5.928）/32.97=0.973(m3/kg煤) ②氢的衡算。根据氢平衡来计算水蒸汽的分解量。

a. 计算粗煤气中的氢量。

m（H粗）=2/22.4x [Φ(H2)+ 2Φ(CH4)+ Φm/2(CnHm)+ Φ（H2S）]x100V粗 =0.03x(37.2%+2x12.4%+2x0.2%+0.15%)x100x0.973=5.384(kg) b. 计算热解水耗氢量。设煤中含氧量的50%生成热解水，则热解水的耗

氢量为： m＇(H水)=0.510.32x2\\16=0.5(kg) c. 氢平衡的计算。

原料煤带入的氢量，m(H煤)=2.9(kg )

待求的水蒸气带入的氢量设为，m(H粗)=5.384(kg) 焦油带出的氢量，m(H焦油)=3.92*0.09=0.353(kg) 轻质油带出的氢量，m(H轻质)=0.785*0.15=0.118(kg) 酚带出的氢量，m(H酚)=0.151*6÷94=0.033(kg) 氨带出的氢量，m(H氨)=0.65*3÷17=0.155(kg) 热解水带出的氢量，m‘(H水)=0.5(kg) 带出的氨量共计: m(H

出

)= m(H

粗

)+ m(H

焦油

)+ m(H

轻质

)+ m(H

酚

)+ m(H

氨

)+ m‘(H

水

)=6.8

由氢平衡 m(H入)=m(H出)得 2.9+m(H水)=6.8 所以求得水蒸气带入气化炉氢量为：m(H水)=3.748（kg） 则，水蒸气的分解量为:

m(H2o)=3.748³18/2=33.732(kg)

③ 氧的衡算。通过氧的衡算，可以计算出单位原料的耗氧量。 a. 粗煤气中的氧量计算。

m(O粗)=[ φ（O2）+φ（CO2）+0.5φ（CO）] ³100V粗

=0.014286³（0.3+31.65+0.5 ³17.4）³100³0.973=56.503（kg） b. 氧平衡计算 入方

原料煤带入的氧量，煤m(O)=10.32（kg）

已分解的水蒸气带入的氧量，水m(O)= 33.732³16/18=29.984(kg) 设吹风带入的氧量，风m（O）

带入的氧量共计，入m(O)=风m(O)+40.302

出方

粗煤气带出的氧量 粗m(O)=56.503(kg)

焦油带出的氧量 焦油m(O)=3.92³0.087=0.341(kg) 酚带出的氧量 酚=m(O)= 0.515³16/94=0.088(kg) 热解水带出的氧量 热解水m(O)0.5³10.32=5.16(kg)

带出的氧量共计 m(O出)= 粗m(O)+ 焦油m(O)+ 酚m(O)+ 热解水m(O)=62.092(kg)

根据氧平衡 入m(O)= 出m(O)得：

风m(O)+40.302=62.092 风m(O)=21.79(kg) 则氧气的耗量可以换算为：

V(O2)=21.79/32³22.4=15.25[m3/(100kg)] 未分解水蒸气的量近似计算如下。

取汽氧比为7kg水蒸气/1m3氧气（标准），则入炉总水蒸气量为: m 水=V（O2）³7=15.25³7=107[kg水蒸气/(100kg煤)] 所以未分解水蒸气量为： 107—33.732=73.268（kg） 入炉水蒸气的分解情况如表所示。

表入炉水蒸气的分解情况（以100kg入炉煤计） 项 目 数值 氢含量 氧含量 107 95.111 总水蒸气量/kg 11.8 29.984 水蒸气分解量/kg 33.732 3.748 65.127 未分解水蒸气量73.268 /kg 31.52 8.141 水蒸气分解率/% ④ 氮的衡算。加压气化过程中，氮的来源除原料中含氮的部分外，用作气化剂的工业氧气中也要带进去一部分氮；而生成物中的氮，主要包含在生成气中的氮及焦油和氨中的氮

。通过氮平衡计算，可以确定工业氧气的纯度。 入方

原料煤带入的氮量，m(N煤)=1.08 工业氧气带入的氮量设为，m(N风)

共计，m(N入)=1.08+ m(N风) 出方

粗煤气带出的氮量，m(N粗)=1/100³(28³100³0.973)/22.4=1.216（kg） 焦油带出的氮量，m(N焦油)=3.92³0.01=0.0392（kg） 氨带出的氮量，m(N氨)=0.65³14÷17=0.5353（kg） 共计 m(N出)=1.7905（kg） 根据氮平衡 m(N入)）=m(N出)，得到 1.08+ m(N风)=1.7905 所以 m（N风）=0.7105（kg）

换算后得： V（N风）=0.7105÷28³22.4=0.5684m3／100kg煤

由此求得工业氧的纯的为：k=15.25÷﹙15.25＋0.5684﹚³100%=96.5%

气化过程的物料平衡 项目 m（C）m（H）m（O）/% /% /% 入原料煤 38.4 2.93 10.3方 2 工业氧 0 0 21.79 分解水0 3.7429.9蒸气 8 84 未分解0 0 0 水蒸气 共计 38.4 6.6762.08 94 出干煤气 32.05.3856.5方 92 4 03 煤中干0 0 0 燥水 未分解0 0 0 水蒸气 热解水 0 0.5.16 5 焦油 3.130.350.346 3 1 轻质油 0.660.110 8 8 酚 0.390.030.084 3 8 氨 0 0.110 5 煤气带0.38 0.03 0.1 出物 灰渣 1.73 0 0 3804 6.678 差额误差 0 0 0 0

共计 62.092 0 0 m（N）m（S）m（A）m（M）/% /% /% /% 1.09 0.36 27.3 19.5 0.7105 0 0 1.8005 1.216 0 0 0 0.0392 0 0 0.5353 0.01 0 1.8005 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 73.268 92.768 0 19.3 73.268 0 0 0 0 0 0.2 0 92.768 0 0 总质量/kg 100 22.5005 33.732 73.268 229.5005 95.405 19.3 73.268 5.805 3.9172 0.786 0.515 0.6503 1 28.582 229.5005 0 0 0.36 27.3 0.21 0 0 0 0.048 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0.28 0.1027.02 2 0.36 27.3 0 0 0 0 （2）热量衡算 以1000kg收到基煤为计算基准，计算如下： 1：供热方

a. 气化原料的发热量Q1为： Q1=m1Q原料=100X15666=1566600

式中m1——气化的原料气，100kg，下同

Q燃料 ——气化原料的热值，15666kj/kg b. 气化原料的显热Q2为：

Q2=c2m2t2=1.256X100X25=3140kj

式中c2 ——气化原料的比热容，kj/kg，取为1.256 t2——入炉煤的温度，25℃ c．气化剂中工业氧的显热Q3为：

Q3=c3m3t3=0.9016X22.5005X30=608.6kj 式中c3——工业氧的比热容，0.9016kj/kg.℃

m3——工业氧的消耗量，kg

t3——工业氧入炉温度，取为30℃

c. 气化剂中水蒸气的热焓Q4。查有关水蒸气表，得450℃、30kg/cm2下，过热水蒸气的焓为3344.4kj/kg，所以 Q4=107X3344.4=357850.8kj d. 炉体夹套软水带入的热量Q5。 Q5=c5m5t5=4.18X8X30=1003.2kj

式中 c5——水的比热容，4.18kj/kg.℃

m5——加入气化炉的软水的质量，取8kg t5——软水的入炉温度，取为30℃. 由以上计算，供给气化炉的总热量为：

Q=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=1566600+3140+608.6+357850.8+1003.2=1929202.6kj 2：付热方

气化过程生成的各项有效热量与所有的热损失之和，为热量衡算的付热方，由以下几项组成：

a．生成的煤气热量Q6为：

Q6=100V粗X2843X4.178=100X0.973X11903=1158162kj 式中 V粗——粗煤气的产率，0.973m3/kg煤 11903——粗煤气的发热量，kj/m3

b.生成煤气的显热Q7为：

Q7=100c7V粗t7=100X1.5519X0.973X300=45300KJ 式中 1.5519——粗煤气的比热容，kj/kg.℃ t7——粗煤气的出口温度，℃

c.出炉煤气中水蒸气的热焓Q8为：

Q8=m8H水=98.305X3030=2978.2KJ 式中 m8——粗煤气夹带水蒸气量，kg

H水——粗煤气中水蒸气的热焓，kj/kg。粗煤气出口温度为30℃，粗煤气中水蒸气的分压.

d.生成的焦油热Q9为：

Q9=m9Q焦油=3.9172X33632.7=131746KJ 式中 m9——焦油产量，kg

Q焦油——焦油热量，33632.7kj/kg e. 焦油的显热和潜热Q10为：

Q10=m9（376.8+2.72t7）=2.9172X(376.8+2.72X300)=3480KJ 式中 376.8——焦油的潜热，kj/kg

2.72——焦油的比热容，kj/kg.℃

f. 生成轻质油的发热能Q11为：

Q11=m11Q轻质油=0.786X43652.5=34310.8KJ

式中 m11——生成轻质油的质量，kg Q轻质油——轻质油的热值，kj/kg g. 轻质油的显热和潜热Q12为：

Q12=m11（293+1.57t7）=0.786X(293+1.57X300)=600.5KJ 式中 293——轻质油的潜热，kj/kg

1.57——轻质油的比热容,kj/kg.℃ h.生成氨的发热能Q13为：

Q13=m13Q氨=0.6503X22190=14430KJ 式中 22190-氨的热值，kj/kg i.氨的显热和潜热Q14为：

Q14=m13（1557.49+2.31t7）=0.6503X(1557.49+2.31X300)=1463KJ 式中 1557.49——氨的潜热，kj/kg

2.31——氨的比热容，kj/kg.℃ J.生成的酚的发热能Q15为：

Q15=m15Q酚=0.515X32657=16818KJ 式中 Q酚——酚的热值，kj/kg

生成酚的显热和潜热很小，可以忽略不计。 k.煤气夹带煤粉的发热能Q16为：

Q16=m16Q煤=1.0X15666=15666KJ 式中 m16——煤气中带出的碳量，kg Q煤——煤的发热量，kj/kg l. 夹带出煤粉的显热Q17为：

Q17=c17m16t7=1.1723X1.0X300=351.7KJ 式中 c17——煤粉的比热容，kj/kg.℃ m.灰渣带出碳量的发热能Q18为：

Q18=m18Q碳=1.73X34045=588KJ 式中 m18——灰渣中的碳量，kg Q18——碳的发热量，kj/kg n.灰渣带出的显热Q19为：

Q19=c19m18t19=0.9739X28.852X225=6322kj 式中 c19——灰渣比热容，kj/kg.℃ m18——灰渣量，kg

t19——灰渣出炉温度，取为225℃ o.炉体夹套产生的蒸气热焓Q20为： Q20=m5H20=8X2805=22440kj 式中 H20——饱和水蒸气的热焓，kj/kg p.其他热损Q21为：

气化过程中的其他热损由热量衡算确定。 付方总热量为：

Q付=Q6+Q7+…+Q21=1807852KJ

（2）热量衡算 以1000kg收到基煤为计算基准，计算如下。

1：供热方

气化原料的发热量Q1为：

Q1=m1Q原料=100X15666=1566600

式中m1——气化的原料气，100kg，下同 Q燃料 ——气化原料的热值，15666kj/kg 气化原料的显热Q2为：

Q2=c2m2t2=1.256X100X25=3140kj

式中c2 ——气化原料的比热容，kj/kg，取为1.256 t2——入炉煤的温度，25℃ c．气化剂中工业氧的显热Q3为：

Q3=c3m3t3=0.9016X22.5005X30=608.6kj 式中c3——工业氧的比热容，0.9016kj/kg.℃

m3——工业氧的消耗量，kg

t3——工业氧入炉温度，取为30℃

气化剂中水蒸气的热焓Q4。查有关水蒸气表，得450℃、30kg/cm2下，过热水蒸气的焓为3344.4kj/kg，所以 Q4=107X3344.4=357850.8kj 炉体夹套软水带入的热量Q5。 Q5=c5m5t5=4.18X8X30=1003.2kj

式中 c5——水的比热容，4.18kj/kg.℃

m5——加入气化炉的软水的质量，取8kg t5——软水的入炉温度，取为30℃. 由以上计算，供给气化炉的总热量为：

Q=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=1566600+3140+608.6+357850.8+1003.2=1929202.6kj 2：付热方

气化过程生成的各项有效热量与所有的热损失之和，为热量衡算的付热方，由以下几项组成：

生成的煤气热量Q6为：

Q6=100V粗X2843X4.178=100X0.973X11903=1158162kj 式中 V粗——粗煤气的产率，0.973m3/kg煤 11903——粗煤气的发热量，kj/m3

b.生成煤气的显热Q7为：

Q7=100c7V粗t7=100X1.5519X0.973X300=45300KJ 式中 1.5519——粗煤气的比热容，kj/kg.℃ t7——粗煤气的出口温度，℃

c.出炉煤气中水蒸气的热焓Q8为：

Q8=m8H水=98.305X3030=2978.2KJ 式中 m8——粗煤气夹带水蒸气量，kg

H水——粗煤气中水蒸气的热焓，kj/kg。粗煤气出口温度为30℃，粗煤气中水蒸气的分压.

d.生成的焦油热Q9为：

Q9=m9Q焦油=3.9172X33632.7=131746KJ 式中 m9——焦油产量，kg

Q焦油——焦油热量，33632.7kj/kg

焦油的显热和潜热Q10为：

Q10=m9（376.8+2.72t7）=2.9172X(376.8+2.72X300)=3480KJ 式中 376.8——焦油的潜热，kj/kg

2.72——焦油的比热容，kj/kg.℃ f. 生成轻质油的发热能Q11为：

Q11=m11Q轻质油=0.786X43652.5=34310.8KJ

式中 m11——生成轻质油的质量，kg Q轻质油——轻质油的热值，kj/kg g. 轻质油的显热和潜热Q12为：

Q12=m11（293+1.57t7）=0.786X(293+1.57X300)=600.5KJ 式中 293——轻质油的潜热，kj/kg

1.57——轻质油的比热容,kj/kg.℃ h.生成氨的发热能Q13为：

Q13=m13Q氨=0.6503X22190=14430KJ 式中 22190-氨的热值，kj/kg i.氨的显热和潜热Q14为：

Q14=m13（1557.49+2.31t7）=0.6503X(1557.49+2.31X300)=1463KJ 式中 1557.49——氨的潜热，kj/kg

2.31——氨的比热容，kj/kg.℃ J.生成的酚的发热能Q15为：

Q15=m15Q酚=0.515X32657=16818KJ 式中 Q酚——酚的热值，kj/kg

生成酚的显热和潜热很小，可以忽略不计。 k.煤气夹带煤粉的发热能Q16为：

Q16=m16Q煤=1.0X15666=15666KJ 式中 m16——煤气中带出的碳量，kg Q煤——煤的发热量，kj/kg l. 夹带出煤粉的显热Q17为：

Q17=c17m16t7=1.1723X1.0X300=351.7KJ 式中 c17——煤粉的比热容，kj/kg.℃ m.灰渣带出碳量的发热能Q18为：

Q18=m18Q碳=1.73X34045=588KJ 式中 m18——灰渣中的碳量，kg Q18——碳的发热量，kj/kg n.灰渣带出的显热Q19为：

Q19=c19m18t19=0.9739X28.852X225=6322kj 式中 c19——灰渣比热容，kj/kg.℃ m18——灰渣量，kg

t19——灰渣出炉温度，取为225℃ o.炉体夹套产生的蒸气热焓Q20为： Q20=m5H20=8X2805=22440kj 式中 H20——饱和水蒸气的热焓，kj/kg p.其他热损Q21为：

气化过程中的其他热损由热量衡算确定。 付方总热量为：

Q付=Q6+Q7+…+Q21=1807852KJ

气化过程热平衡综合表（以100kg褐煤计 ） 项目 入 方 原料 发热量Q1 显热Q2 工业氧 显热量Q3 蒸汽 热焓Q4 夹套饮水 带入Q5 共计 出 方 氨 轻质油 焦油 粗煤气(干) 发热量Q6 显热Q7 出炉煤气携带蒸汽热Q8 发热能Q9 显热+潜热Q10 质量/kg 100.0 - 22.5005 107 8.0 237.5005 95.405 (97.3m3) 98.375 3.9172 - - - 0.515 - 1.73 28.852 8.0 - 237.4305 热量/kg 1566600 3410 608.6 357850.8 1003.2 1158162 45300 303782 131746 3481 34310.8 600.6 14430 1463 16818 15666 351.7 588 6322 22440 11.32 Ψ/% 81.20 0.18 0.03 18.55 0.05 60.03 2.35 15.75 6.83 0.18 1.78 0.03 0.75 0.08 0.87 0.81 0.02 3.05 0.33 1.16 5.98 1929202.6 100.00 发热能Q11 0.786 显热+潜热Q12 发热能Q13 0.6503 显热+潜热Q14 酚 发热能Q15 带出煤粉 灰渣 显热+潜热Q17 碳的发热能Q18 发热能Q16 1.0 显热Q19 夹套蒸汽 热焓Q20 热量损失 Q21 共计

1929202.6 100.00 2.1 选材原则

换热器用钢的标准、冶炼方法、热处理状态、许用应力、无损检测标准及检测项目均按GB150-1998第四章及其附录A的规定。

换热器的目的是为了传热，经常与腐蚀性介质接触的换热表面积很大，为了保护金属部受腐蚀，最根本的方法是选择耐腐蚀的金属或非金属材料。换热器主要部件材料选择见表2.1

表2.1材料

许用应

零部件

管箱封头 后封头 筒体 管箱圆筒短

15CrMoR

节 管板 换热管 壳程接管 管程接管 筒体法兰 管程接管兰 壳程接管兰 管箱法兰

0Cr18Ni10Ti 0Cr18Ni10Ti 15CrMo 0Cr18Ni10Ti 15CrMo 0Cr18Ni10Ti 15CrMo 15CrMo

4.5 8.0 PN16 PN16 PN6.4 PN16 PN16 PN6.4

323 323 273 273 273 323 273

112.62 100.4 105.86

GB4728 GB/T13296-2007

GB79

GB470O-4703- 2000

HG20592-97 HG20592-97 GB470O-4703- 2000

8.0

323

128.24

GB66

材料 15CrMoR 15CrMoR 15CrMoR

设计压力

8.0 8.5 8.5

设计温度

323 273 273

128.24 136.4 136.4 力 

GB66 GB66 GB66

t

标准

3换热器结构设计

管壳式换热器的结构设计，必须考虑许多因素，如材料、压力、温度、比温差、结垢情况、流体的性质以及检修与清理等等来选择一些适合的结构型式。

对同一种型式的换热器，由于各种条件不同，往往采用的结构亦不相同。在工程设计中，除尽量选用定型系列产品外，也常按其特定的条件进行设计，以满足工艺上的需要。

U形管式换热器仅有一块管板，且无浮头，所以结构简单，造价比其它换热器便宜，管束可以从壳体内抽出，管外便于清洗，但管内清洗困难，所以管内介质必须清洁及不易结垢的物料。U形管的弯管部分曲率不通，管子长度不一。管

子因渗漏而堵死后，将造成传热面积的损失。

U型管式换热器，使用在压力较高的情况下，在弯管段的壁厚要加厚，以弥补弯管后管壁的减薄。

壳程内可按工艺要求装置折流板、纵向隔板等，折流板由拉杆固定，以提高换热设备的传热效果。纵向隔板是一矩形平板，安装在平行于传热管方向（纵向隔板按工艺要求决定）以增加壳侧介质流速。 符号：

C1 ---- 钢材厚度负偏差mm，应按相应钢材标准的规定选取； C2 ---- 钢材的腐蚀裕量，mm；

C ---- 厚度附加量（按[1]第三章取），mm；对多层包扎圆筒只考虑内筒的C

值，对热套圆筒只考虑内侧第一层套盒圆筒的C值；

Di ---- 圆筒或球壳的内直径，mm；

Do ---- 圆筒或球壳的外直径（DoDi2n) ,mm； pc ---- 计算压力（按[1]第3章）,MPa；

Pd ---- 设计压力，Mpa； Pt ---- 管程设计压力，Mpa； Ps ---- 壳程设计压力，Mpa；

pw ---- 圆筒或球壳的最大允许工作压力，MPa；

 ---- 圆筒或球壳的计算厚度，mm；

e ---- 圆筒或球壳的有效厚度，mm；

n ---- 圆筒或球壳的名义厚度，mm；

t ---- 设计温度下圆筒或球壳的计算应力，MPa；

 ---- 设计温度下圆筒或球壳材料的许用应力（按[1]第4章）,MPa；

t

 ---- 试验温度下材料的许用应力（按[1]第4章）,MPa；

 ---- 焊接接头系数（按[1]第3章）；对热套圆筒取 = 1 .0； 3.1 壁厚的确定

壳体、管箱壳体和封头共同组成了管壳式换热器的外壳。管壳式换热器的壳体通常由管材或板材卷制而成。压力容器的公称直径按GB9019-88规定，当直径＜400㎜时，通常采用管材做壳体和管箱壳体。当直径≥400㎜时，采用板材卷制壳体和管箱壳体。其直径系列应与封头、连接法兰的系列相匹配，以便于法兰、封头的选型。卷制圆筒的公称直径以400㎜为基数，一般情况下，当直径＜1000㎜时，直径相差100㎜为一个系列，必要时也可采用50㎜；当直径＞1000㎜时直径相差200㎜为一个系列，若采用旋压封头，其直径系列的间隔可以取为100

㎜。

圆筒的厚度按GB150-1998第5章计算，但碳素钢和低合金钢圆筒的最小厚度应不小于表3.1.1的规定，高合金钢圆筒的最小厚度应不小于3.1.2的规定。

表3.1.1

[2]

公称直径 400-700 700-1000 1000-1500 1500-2000 2000-2600mm 10 8

[2]

浮头式，U形管式 8 固定式管板式 公称 直径 最小 厚度

6

12 10

14 12

16 14

表3.1.2

400-500 3.5

500-700 700-1000 1000-1500 1500-2000 2000-2600mm 4.5

6

8

10

12

3.2 管箱圆筒短节设计

管箱圆筒（短节）计算按GB150-1998第五章的有关规定；其开孔补强计算按GB150-1998第八章有关规定。圆筒的最小厚度按表3.1.2的规定。设计条件见表3.1.3。

表3.1.3

部件

材料

设计温度℃ 323

设计压力Mpa 8.0



Mpa

t



Mpa

 标准

GB66

C1 C2

mm

mm 0

管箱圆

15CrMoR

筒短节

128.24 1.0 0

圆筒计算：

设计温度下圆筒的计算厚度按式（3-2-1）计算，公式的适用范围为

pc0.4。

t PCDi2PCtt （3-2-1）

其中PCps8.0Mpa；Di800mm；128.24Mpa ；=1.0带入上式得： 计算厚度：δ= 25.76mm

设计厚度：dC225.76mm

名义厚度： ndC125.76mm，经圆整取n= 26mm 有效厚度：enC2C126026mm

设计温度下圆筒的计算应力按式（3-2-2）计算：

tPCDie （3-2-2）

2e得 t8.080026127Mpa

226t < 

满足强度要求，故取名义厚度n= 26mm合适。

设计温度下圆筒的最大允许工作压力按式（3-2-3）计算： Pw2eDiett

（3-2-3）

Pw226128.241.08.07Mpa

80026PwPwmax7.5Mpa

满足压力要求，故取名义厚度n= 26mm合适。 3.3 壳体圆筒设计

圆筒的厚度应按GB 150-1998第5章计算，但碳素钢和低合金钢圆筒的最小厚度应不小于表3-1的规定，高合金钢圆筒的最小厚度应不小于表3-2的规定。设计条件见表3-4：

表3-4

部件

材料

设计温

度℃

设计压力Mpa 8.5



Mpa 136.4

t

Mpa



标准

C1 C2

mm

mm 0

壳体

15CrMoR 273

圆筒

1.0 GB66 0

圆筒计算：

其中PCpt8.5Mpa；Di800mm；136.4Mpa ；=1.0带入（3-2-1）得：

计算厚度：δ= 25.73mm

设计厚度：dC225.73mm

名义厚度： ndC125.73mm，经圆整取n= 26mm 有效厚度：enC2C126026mm

t设计温度下圆筒的计算厚度按式（3-2-1）计算，

设计温度下圆筒的计算应力按式（3-2）计算：

得 t8.580026135Mpa

226t < 

满足强度要求，故取名义厚度n= 26mm合适。

设计温度下圆筒的最大允许工作压力按式（3-2-3）计算：

226136.41.08.587Mpa Pw80026tPwPwmax8.0Mpa

满足压力要求，故取名义厚度n= 26mm合适。 3.4 封头设计[1～3]

压力容器封头的种类较多，分为凸形封头、锥壳、变径段、平盖及紧缩口等，其中凸形封头包括半球形封头、椭圆形封头、碟形封头和球冠形封头。采用什么样的封头要根据工艺条件的要求、制造的难易程度和材料的消耗等情况来决定。

此次设计采用标准椭圆形封头，它由半个椭球面和短圆筒组成，如图3.4所示。直边段的作用是避免封头和圆筒的连接焊缝出现经向曲率半径突变，以改善焊缝的受力状况。封头的椭球部分经线曲率变化平滑连续，故应力分布比较均匀，且椭圆形封头深度较半球形封头小得多，易于冲压成型，是目前中、低压容器中应用较多的封头之一。设计条件见表3.4-1，表3.4-2。

图3.4 表3.4-1

部件

材料

设计温

度℃

设计压力Mpa



Mpa

t

Mpa



标准

C1 C2

mm

mm

管箱

15CrMo 323

封头

8.0 128.24 1.0 GB66 0 0

表3.4-2

部件 后封头

材料

设计温度℃

设计压力Mpa 8.5



Mpa 136.4

t



Mpa



标准

C1 C2

mm

mm 0

15CrMo 273 1.0 GB66 0

符号规定：

Di ---- 封头内直径，mm；

Do ---- 封头外直径（DoDi2n),mm； hi ---- 封头曲面深度，mm；

h2 ---- 封头质变高度，mm； A ---- 封头内表面积，㎡； V ---- 封头容积，m3； m ---- 封头质量，㎏；

pc ---- 计算压力（按[1]第3章）,MPa；

pw ---- 最大允许工作压力，MPa；

 ---- 封头计算厚度，mm；

e ---- 封头有效厚度，mm；

n ---- 封头名义厚度，mm；

 ---- 设计温度下封头材料的计算应力，MPa；

 ---- 设计温度下封头材料的许用应力（按[1]第4章）,MPa；

 ---- 焊接接头系数（按[1]第3章）。 3.4.1 后封头计算

标准椭圆形封头的计算厚度按式（3-4-1）计算： tPCDi20.5PCtt （3-4-1）

136.4Mpa ；=1.0带入式（3-4-1）其中PCpt8.5Mpa；Di800mm；得：计算厚度：δ= 25.32mm

设计厚度：dC225.32mm

名义厚度： ndC125.32mm，经圆整取n= 26mm 有效厚度：enC2C126026mm

标准椭圆形封头的有效厚度应不小于封头内直径的0.15％，但当确定封头厚度时已考虑了内压下的弹性失稳问题，可不受此。

e0.15%Di0.15%8001.2mm

故该标准椭圆形封头的名义厚度n= 26mm合适。

椭圆形封头的最大允许工作压力按式（3-4-2）计算：

Pw2eDi0.5et （3-4-2）

Pw2136.4261.08.72MPa

8000.526PwPwmax8.0MPa

该封头满足压力要求，故取名义厚度n= 26mm合适。

设计温度下封头的计算应力按式（3-4-3）计算：

pc2Die （3-4-3）

4e8.5280026132.MPa

4261.0136.4MPa

满足强度要求，故取名义厚度n= 26mm合适。 3.4.2 管箱封头计算

标准椭圆形封头的计算厚度按式（3-4-1）计算：

其中PCps8.0Mpa；Di800mm；128.24Mpa ；=1.0带入（3-4-1）得：计算厚度：δ= 25.35mm

设计厚度：dC225.35mm

名义厚度： ndC125.35mm，经圆整取n= 26mm 有效厚度：enC2C126026mm

标准椭圆形封头的有效厚度应不小于封头内直径的0.15％，但当确定封头厚度时已考虑了内压下的弹性失稳问题，可不受此。

tte0.15%Di0.15%8001.2mm

故该标准椭圆形封头的名义厚度n= 26mm合适。

椭圆形封头的最大允许工作压力按式（3-4-2）计算：

Pw2128.24261.08.2MPa

8000.526PwPwmax7.5MPa

该封头满足压力要求，故取名义厚度n= 26mm合适。

设计温度下封头的计算应力按式（3-4-3）计算：

8.0280026125.08MPa

4261.0128.24MPa

满足强度要求，故取名义厚度n= 26mm合适。 由续表1[3]查取封头的数据见表3.4.2：

表3.4.2

封头

公称直径DN mm

曲面高度hi 直边高度h2 mm 200 200

mm 50 50

内边面积A

容积V

质量m

tm2

0.8194 0.8194

m3

0.0992 0.0992

kg

174.67 174.67

管箱封头 800 后封头 800

3.5 换热管设计[4] 符号规定：

d ---- 换热管外径，mm； δ ---- 换热管厚度，mm； R ---- 弯管段弯曲半径，mm；

0 ---- 弯曲前换热管的最小壁厚，mm； 1 ---- 直管段的计算厚度，mm；

3.5.1 换热管的规格和尺寸偏差

换热管的长度有设计条件给定取为6m，直径Ф19mm，厚度δ=2mm；由GB13296查得换热管的规格和尺寸偏差见表3.5.1：

表3.5.1

管子规格，mm 高精度，较高精度，mm 管控规格，mm

管孔允许

外径d 厚度δ 外径偏差 厚度偏差

直径 偏差

材料 换热管标准

不锈钢

GBA13296-2007 19

0Cr18Ni10Ti

2

0.20

12%10%0.15

19.25

0

3.5.2 U形管的尺寸 ① U形管弯管段的弯曲半径

U形管弯管段的弯曲半径R（见图3.5.2）应不小于两倍的换热管外径，常用换热管的最小弯曲半径Rmin可按GB151-1999表11选取，取Rmin=40mm。

图3.5.2

② U形管弯管段弯曲前的最小壁厚按式（3-5-1）计算：

011d （3-5-1） 4R其中，d = 19mm，R = Rmin= 40mm，1 = 2mm，带入上式得：

19 0212.2375mm，圆整取为2.5mm

4403.5.3 管子的排列型式

换热管的排列主要有以下四种方式：

图3.5.3

[2]

正三角形排列用得最普遍，因为管子间距都相等，所以在同一管板面积上可排列最多的管子数，而且便于管板的划线与钻孔。但管间不易清洗，TEMA标准规定，壳程需用机械清洗时，不得采用三角形排列型式。

在壳程需要机械清洗时，一般采用正方形排列，管间通道沿整个管束应该是连续的，且要保证6mm的清洗通道。

图3.5.3中（a）和（d）两种排列方式，在折流板间距相同的情况下，其流通截面要比（b）、（c）两种的小，有利于提高流速，故更合理些。

本次设计采用正三角形排列。 3.5.4 换热管中心距

换热管的中心距宜不小于1.25倍的换热管外径，根据GB151-1999表12，取换热管中心距为S = 25mm，取分程隔板槽两侧相邻管中心距Sn = 38mm。 3.5.5 布管限定圆 符号：

b ---- 见图3.5.5.1，其值按表3.5.5.1选取，mm；

b1 ---- 见图3.5.5.1，其值按表3.5.5.2选取，mm； b2 ----见图3.5.5.1，b2bn1.5，mm；

b3 ---- 固定管板式换热器或U型管式换热器管束最外层换热管外表面至壳体内

壁的最短距离，见图3.5.5.2，b3 = 0.25d = 0.25³19 = 4.75mm，一般不小于8mm，取b3= 8mm；

bn ---- 垫片宽度，其值按表3-9选取，mm；

DL ---- 布管限定圆直径，mm；

Di ---- 圆筒内直径，mm；

d ---- 换热管外径，mm；

图3.5.5.1

图3.5.5.2 表3.5.5.1

[2]

Di

<1000

1000～2600

b >3 >4

Di= 800mm,取b = 28mm。

表3.5.5.2

[2]

Di

≤700 >700

bn

≥10 ≥13

b1

3 5

取bn= 30mm，b1= 5mm，则有b2bn1.5301.531.5mm。 布管限定圆为管束最外层换热管中心圆直径，布管限定圆按表3.5.5.3确定。

表3.5.5.3

[2]

换热器型式 布管限定圆直径DL

固定管板式、U形管式 浮头式

Di2b3

Di2b1b2b

得：DLDi2b380028784mm。

除了考虑布管限定圆直径外，换热管与防冲板间的距离也许考虑。通常，换热管外表面与邻近防冲板表面间的距离，最小为6mm。换热管中心线与防冲板板厚中心线或上表面之间的距离，最大为换热管中心距的3/2。 3.5.6 换热管的排列原则

①换热管的排列应使整个管束完全对称；

②在满足布管限定圆直径和换热管与防冲板间的距离规定的范围内，应全部布满换热管；

③拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘在靠近折流板缺边位置处应布置拉杆，其间距小于或等于700mm，拉杆中心至折流板缺边的距离应尽量控制在换热管中心距地（0.5～1.5）3范围内；

④多管程的各管程数应尽量相等，其相对误差应控制在10%以内，最大不得超过20%。 3.6 管板设计 符号规定：

Ad ---- 在布管区范围内，因设置隔板槽和拉杆结构的需要，而未能被换热管

支承的面积，mm2；例如双管程管板，对于三角形排列：

AdnSSn0.86625 （3-6-1）

n ---- U 形管根数，管板开孔数为2n；

n ---- 沿隔板槽一侧的排管根数； S ---- 换热管中心距，mm；

Sn ---- 隔板槽两侧相邻管中心距，mm； At ---- 管板布管区面积，㎡；

三角形排列: At1.732nS2Ad （3-6-3）

a ---- 一根换热管管壁金属的横截面积，㎡；

~1和t，查图19[2]； Cc ---- 系数，按KfCe ---- 系数，按

~1和t，查图20[2]； KfCM ---- 系数，按

~1和t，查图21[2]； KfEp3D ---- 管板开孔前的抗弯刚度，N²mm；

D1212 （3-6-5）

DG ---- 垫片压紧力作用中心圆直径，按[1]第9章，mm； Di ---- 壳程圆筒和管箱圆筒内直径，mm； Dt ---- 管板布管区当量直径，Mmm；

Dt4At （3-6-6）

d ---- 换热管外径,mm；

Ep ---- 管板材料的弹性模量,MPa；

Kf ---- 管板边缘旋转刚度参数，MPa；

KfKf'Kf'' ，对于a型连接 Kf0

Kf' ---- 壳程圆筒与法兰（或凸缘）的旋转刚度参数，MPa； Kf'' ---- 管箱圆筒与法兰（或凸缘）的旋转刚度参数，MPa； ~~ ---- 旋转刚度无量纲参数；对于a型连接= 0 KfKfl ---- 换热管与管板胀接长度或焊脚高度，按5.8.2.3或5.8.3.2[2]规定，mm；

pd ---- 管板设计压力，MPa； Pt ---- 壳程设计压力，MPa； Ps ---- 管程设计压力，MPa；

q ---- 换热管与管板连接的拉脱力，MPa；

q ---- 许用拉脱力，按5.7.5

R[2]

规定，MPa； ；

对

a

型

连

接

：

---- 半径，mm

RDG2

（3-6-7）

S ---- 换热管中心距，mm；

 ---- 管板计算厚度，mm；

h ---- 管箱圆筒厚度，mm； s ---- 壳程圆筒厚度，mm； t ---- 换热管壁厚,mm；

 ---- 管板强度削弱系数，一般可取0.4；

 ---- 管板材料泊松比，取0.3；

t ---- 布管区当量直径Dt与直径2R之比；

r ---- 设计温度下，管板材料的许用应力，MPa； t ---- 设计温度下，换热管材料的许用应力，MPa；

管板是管壳式换热器的一个重要元件，它除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要受压元件。对管板的设计除了要满足强度要求外，同时应合理的考虑其结构设计。管板得合理设计对于正确选用和节约材料、减少加工制造的困难、降低成本、确保使用安全都具有重要意义。

U型管换热器仅有一块管板，采用可拆式连接，管板通过垫片与壳体法兰和管箱法兰连接。其连接形式见图3.6。

tt

图3.6

管板的最小厚度除满足强度设计要求外，当管板和换热器采用焊接时，应满足结构设计和制造的要求，且不小于12mm。若管板采用复合钢板，其复合层的厚度应不小于3mm。对于有腐蚀要求的复层，还应保证距复层表面深度不小于2mm的复层化学成分和金相组织符合复层材料的要求。

当管板与换热管采用胀接时，管板得最小厚度（不包括腐蚀裕度）应满足表3.6.1。若管板采用复合管板，其复层最小厚度应不小于10mm。并应保证距复层表面深度不小于8mm的复层化学成分和金相组织符合复层材料的要求。

表3.6.1

换热管外径d，mm 最小厚度，mm

用于易燃易爆及有毒介质等场合 用于无害介质的一般场合

≤25 ≥d ≥0.75d

≥0.70d

≥0.65d

>25～<50

≥50

3.6.1 管板连接设计 （1）管板与换热管的连接

对于换热管与管板的连接结构形式，主要有以下三种：①胀接；②焊接；③

胀焊并用，但也可采用其他可靠的连接形式。

a、强度胀接用于管壳之间介质渗漏不会引起不良后果的情况下，胀接结构简单，管子修不容易。由于胀接管端处在胀接时产生塑性变形，存在着残余应力，随着温度的上升，残余应力逐渐消失，这样使管端处降低密封和结合力的作用。一般适用设计压力≤4MPa；设计温度≤300℃；操作中无剧烈的振动，无过大的温度变化及明显的应力腐蚀场合。一般要求：1、换热管材料的硬度值一般需低于管板材料的硬度值；2、有应力腐蚀时，不应采用管端局部退火的方式来降低换热管的硬度。

b、强度焊是指保证换热管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度的焊接。管子与管板的焊接，目前应用较为广泛，由于管孔不需开槽，而且管孔的粗糙度要求不高，管子端部不需退火和磨光，因此制造加工简单。焊接结构强度高，抗拉脱力强，当焊接部分渗漏时，可以补焊，如须调换管子，可采甩专用刀具拆卸焊接破漏管子，反而比拆卸胀管方便。不适用于有较大振动和有间隙腐蚀的场合。其结构形式和尺寸见图3.6.1和表3.6.1。

图3.6.1

换热管规格 d³δ 换热管l1 最小伸

出长度 l2 最小坡口深度l3

1.0

2

2.5

12³1

14³1.5 1.0 2.0

表3.6.1 16³19³1.5 2

1.5 2.5

[2]

1³1 0.5 1.5

25³2 32³2.5 2.0 3.0

38³3 2.5 3.5

45³3 57³3.5 3.0 4.0

注：1 当工艺要求管端伸出长度列值（如立式换热器要求平齐或少低）时，可适当加大管板

坡口深度或改变结构型式

2 当换热管直径和壁厚与列表值不同时l1l2l3值可适当调整 3 图（c）用于压力较高的工况

本次设计中采用不锈钢换热管，通常不锈钢管与管扳一般均采用焊接结构，不管其压力大小，温度高低。采用图3.6.1焊接形式，取l1= 1.5mm，l2= 2.5mm，

l3= 2.0mm。管板最小厚度不小于12mm。

c、对于压力高、渗透性强或在一例有腐蚀性的介质，为保证不致泄漏后污染另一侧物料，这就要求管子与管板的连接处绝对不漏，或为了避免在装运及操作过程中的振动对焊缝的影响，或避免缝隙腐蚀的可能性等，采用胀焊并用的结构型式。胀焊并用的结构从加工工艺过程来看，有先胀后焊，先焊后胀，焊后胀接及贴张等几种形式。 3.6.2 管板设计计算 (1)换热器设计条件：

壳程设计压力Ps = 4.5MPa；管程设计压力Pt = 4.5MPa 管板设计温度323℃

壳程腐蚀裕量C = 0mm；管程腐蚀裕量C = 0mm 管程程数为2

换热器公称直径DN = 800mm 换热管外径d = 19mm 换热管壁厚t= 2mm

换热管根数n = 367（根据JB/T4717-1992 U型管式换热器型式与基本参数选取） 换热管与管板为焊接连接

加持管板的壳程法兰与管箱法兰采用特殊设计的长颈对焊法兰环形密封面 垫片为八角垫环Ф900/Φ840

垫片基本密封宽度b0，按GB 150-1998表9-1选压紧面形状6

30b03.75mm

88壳程侧隔板槽深h1= 4mm；管程侧隔板槽深h2= 4mm 管板强度削弱系数= 0.4 (2)各元件材料及其设计数据

换热管材料0Cr18Ni10Ti；设计温度下许用应力t= 112.62MPa 管板材料0Cr18Ni10Ti；设计温度下许用应力r=83.62MPa

许用拉托力按GB 151-1999表33 qt0.50.5112.6256.31MPa (3)计算

a、根据布管尺寸计算Ad、At、Dt；根据法兰连接密封面型式和垫片尺寸计算垫

tt

t片压紧力作用中心圆直径DG。由式（3.6.1）得：

AdnSSn0.866253125(38250.866)12671.25mm2 由式（3.6.3）得：

At1.732nS2Ad1.73236725212671.25409948.75mm

由式（3.6.6）得：Dt4At4409948.75722.65mm 根据GB150第9.5.1条

b03.75mm<6.4mm bb03.75mm

DG= 垫片接触面的平均直径= （900+840）/ 2 = 870mm。

b、计算t，以

11t查表22[2]得Cc，或以

t查图19，由纵坐标轴上直接查得Cc。

RDG/2870/2435mm tDt/2R722.65/(2435)0.83

1t1.204，查图查图19，由纵坐标轴上直接查得：Cc=0.2742

[2]

c、确定管板设计压力

因为本次设计中设备压力高，因而对其工作条件要求高，考虑设备运行的安全性，保证设备在任何情况下管程和壳程压力同时作用，且两侧均为正压，取

Pd4.5MPa

管板计算厚度δ按式（3.6.8）计算。

0.82DG代入数据得：

CcPdrt （3.6.8）

0.828700.27424.5137.02mm

0.483.62根据GB151-1999 管板的名义厚度不小于下列三者之和： ⅰ、管板的计算厚度或最小厚度，取大者； ⅱ、壳程腐蚀裕量或结构开槽深度，取大者； ⅲ、管程腐蚀裕量或分程隔板槽深度，取大者； 所以，nMAX,minMAXCs,h1MAXCt,h2

=137.0244145.02mm

圆整取n= 150mm

管板得有效厚度

整体管板得有效厚度指分程隔板槽底部的管板厚度减去下列二者之和： a、管程腐蚀裕量超出管程隔板槽深度的部分；

b、壳程腐蚀裕量与管板在壳程侧的结构开槽深度二者中的较大值。 d、换热管的轴向应力

一根换热管管壁金属横截面积

atdt

2192106.76mm2

tPsPtd24aPt

按三种工况分别计算：

① 只有壳程设计压力Ps4.5MPa，管程设计压力为0；

t4.501924106.76011.94MPa

② 只有管程设计压力Pt4.5MPa，壳程设计压力为0；

t04.51924106.764.57.44MPa

③ 壳程设计压力和管程设计压力同时作用；

t4.5MPa

以上三种工况下计算值的绝对值均小于换热管设计温度下的许用应力

t112.62MPa

e、换热管与管板连接拉脱力

qtta dl其中t取d项计算中三种工况的绝对值最大者t11.94MPa

l224mm

取l12mm，l32mm，则有

l224mm

由此得：q满足要求。

11.94106.765.34MPa< q= 56.31MPa

1943.7 管箱结构设计

管箱的作用是把管道中来的流体，均匀分布到各传热管和把管内流体汇集在一起送出换热器。在多程换热器中，管箱还起改变流体的流向作用。管箱侧或管箱顶部有介质的出、入口接管。 3.7.1 管箱的最小内侧深度

（1）轴向开口的单管程管箱，开口中心处的最小深度应不小于接管内直径的1/3；

（2）多程管箱的内侧深度应保证两程之间的最小流通面积不小于每程换热管流通面积的1.3倍；当操作允许时，也可等于每程换热管的流通面积。

两程之间的最小流通面积是指管箱被平行与地面的平面所剖开所形成的载面面积；每程换热管流通面积是指同一管程内的换热管管内截面所形成的面积之和。

根据设计要求选择取管箱内侧深度为835mm。 3.7.2 分程隔板

隔板材料应采用与管箱相同的材料制造。分程隔板的最小厚度应不小于表6[2]

的规定。按规定取隔板材料为15CrMo，隔板的最小厚度为10mm。

分程隔板槽深按照5.6.6.2规定： 1) 槽深宜不小于4mm ；

2）分程隔板槽的宽度为：碳钢12mm,不锈 钢 11 mm ；

3）分程隔板槽拐角处的倒角一般为45°，倒角宽度b近似等于分程垫片的圆

角半径R，见图3.7.2。

[2]

图3.7.2

[2]

取槽深为4mm，槽宽度为12mm，倒角为45°。

4 换热器其他各部件结构

4.1 进出口接管设计

在换热器的壳体和管箱上一般均装有接管或接口以及进出口管。在壳体和大多数管箱的底部装有排液管，上部设有排气管，壳侧也常设有安全阀接口以及其他诸如温度计、压力表、液位计和取样管接口。对于立式管壳式换热器，必要时还需设置溢流口。由于在壳体、管箱壳体上开孔，必然会对壳体局部位置的强度造成削弱。因此，壳体、管箱壳体上的接管设置，初考虑其对传热和压降的影响外，还应考虑壳体的强度以及安装、外观等因素。 4.1.1 接管法兰设计

已知设计条件见表4.1.1

表4.1.1

管口规格 符号 用途或名称 公称尺寸 连接标准 法兰类型及密封面形式 WN/RJ WH/RJ 1-1，2 管程进出口 PN16 DN250 HG20592-97 2-1，2 壳程进出口 PN16 DN200 HG20592-97 根据HG20592-97选取接管法兰的结构参数如下：

公称直径 DN 200 250 公差 钢管外径 A1 219 273 法兰厚度 C 66 76 N 278 340 S 16 20 H1 16 18 R 8 10 法兰颈 法兰高度 （kg） H 140 155 65.6 106.4 法兰理论重量

连接尺寸 法兰外径 DN D 螺栓孔中心圆直径 螺栓孔直径 L 螺栓孔数量 n 螺纹 Th K 200 250 430 515 360 430 36 42 12 12 M33³2 M39³3

密封面尺寸 DN 250 200 公差 d 388 322 ±0.5 P 330 275 ±0.13 E 11 11 +0.4 0 F 17 17 ±0.2 Rmax 0.8 0.8 ±0.5°

DN 200 250 公差 A 15.5 15.5 ±0.2 垫片尺寸 P 275 330 ±0.18 H 22 22 ±0.4 C 10.5 10.5 ±0.2

紧固件长度计算：

螺柱：l2CCEh2m2P2T1nT 式中：

l ----紧固件长度，mm；

C ----法兰厚度，mm

C ----法兰厚度正公差（按HG 20592～20635-97表A.0.1-1规定）,mm；

E ----环连接面法兰突台高度（按HG 20592第8.0.2规定），mm；

h ----环连接面法兰间近似距离（按HG 20592～20635-97表A.0.1-2规定）,mm；

m ----螺母最大厚度（按HG 20592～20635-97表A.0.1-3规定）,mm；

P ----紧固件倒角端长度（按HG 20592～20635-97表A.0.1-3规定）,mm；

（按一个螺距计算，见HG 20592～T1 ----六角螺栓或螺柱安装时的最小伸出长度

20635-97表A.0.1-3规定）,mm；

（按HG 20592～20635-97表A.0.1-4规定）,mm；， n ----六角螺栓或螺柱的负公差

T ----垫片厚度，取T3mm。

查取数值，及计算结果见下表: DN 200 250 C 66 76 C +4.0 +4.0 E 11 11 h 6.7 6.7 m P 2 2.5 T1 2 3 n 2.3 2.6 T 3 3 计算结果l 239.4 272.1 28．7 33.4 4.1.2 接管外伸长度

接管外伸长度也叫接管伸出长度，是指接管法兰面到壳体（管箱壳体）外壁的长度。

可按式（4.1.1）计算：

lhh115 （4.1.1）

符号：

l ---- 接管外伸长度，mm；

h ---- 接管法兰厚度，mm；h = C+E；

壳程进出口法兰：hs661177mm 管程进出口法兰：ht761187mm

h1 ---- 接管法兰的螺母厚度，mm； 壳程进出口法兰：h1s28.7mm 管程进出口法兰：h1t33.4mm

 ---- 保温层厚度，mm，取为0。 代入数据计算接管外伸长度得：

壳程进出口接管外伸长度为：lt7728.7015120.7mm，取

lt125mm。

管程进出口接管外伸长度为：ls8733.4015135.4mm，取

ls140mm。

4.1.3 接管与筒体、管箱壳体的连接

接管的结构设计应符合GB 150-1998第8章和附录J的有关规定。接管（或接口）的一般要求：

1）接管宜与壳体内表面平齐；

2）接管应尽量沿换热器的径向或轴向设置； 3）设计温度高于或等于300℃时，应采用对焊法兰； 4) 必要时应设置温度计接口，压力表接口及液面计接口；

5）对于不能利用接管（或接口）进行放气和排液的换热器，应在管程和壳

程的最高点设置放气口，最低点设置排液口，其最小公称直径为20mm； 6) 立式换热器可设置溢流口。 4.1.4 接管开孔补强的设计计算 符号：

A ---- 开孔削弱所需的补强面积，㎡； B ---- 补强有效宽度，mm； C ---- 厚度附加量，mm；

Di ---- 壳体内直径，mm；

d ---- 开孔直径，圆形孔取接管内直径加两倍厚度附加量，椭圆形或长圆形孔

取所考虑平面上的尺寸（弦长，包括厚度附加量），mm；

fr ---- 强度削弱系数，等于设计温度下接管材料与壳体材料许用应力之比，

当该值大于1.0时，取为1.0；

h1 ---- 接管外侧有效补强高度，mm；

h2 ---- 接管内侧有效补强高度，mm；

，MPa； pc ---- 计算压力（按GB150-1998第三章）

 ---- 壳体开孔处的计算厚度，mm；

e ---- 壳体开孔处的有效厚度，mm； et ---- 接管有效厚度，mm；

n ---- 壳体开孔处的名义厚度，mm； nt ---- 接管名义厚度，mm； t ---- 接管计算厚度，mm；

，MPa；  ---- 设计温度下壳体材料的许用应力（按GB150-1998第四章）

t

b ---- 钢材标准 抗拉强度下限值，MPa；

s ---- 钢材标准屈服点，MPa；

。  ---- 焊接接头系数（按GB150-1998第三章）本次设计采用整体补强设计。具体设计如下： （1）确认方法的适用性 A 圆筒计算厚度：

壳程圆筒计算厚度：25.73mm 管程圆筒计算厚度：25.76mm B 接管计算厚度： tpCd2pCt

dDN接管2C

壳程开孔直径：d2000200mm

管程开孔直径：d2500250mm

8.52006.87mm 壳程接管计算厚度：t2127.861.08.5名义厚度：nttC6.87mm，圆整取nt7mm

有效厚度：etntC7mm 管程接管计算厚度：t8.02508.mm

2119.761.08.0名义厚度：nttC8.mm，圆整取nt9mm

有效厚度：etntC9mm C 校核使用条件

壳程接管：d/Di200/8000.250.5

Di/800/25.7331.09，1031.09100 b/s440/2751.61.5

管程接管：d/Di250/8000.31250.5

Di/800/25.7631.06，1031.06100 b/s440/2751.61.5

故本设计可用整锻件补强设计。 （2）开孔所需补强面积 壳程：dDi220080025.7321.970.4

A0.75d0.7520025.733859.5mm2 管程：dDi225080025.7622.460.4

A0.75d0.7525025.74830mm2 （3）有效补强范围

A 设定补强元件结构尺寸如图4.1.4所示。过渡圆角半径按GB150确定。

r10.1e0.1262.6mm r3(壳程圆角半径r3：

dt45)2 或

取大者，式中：45， 90et452006.87r3()26.21mm452r3取30mm

45et73.5mm9090

图4.1.4

管程圆角半径r3：

452508.r3()32.86mm452r3取35mm

45et94.5mm9090r4壳程圆角半径r4：

dt1e 或取大者 190902r42006.871452616.5mm9024510.86mm90r4取15mm 管程圆角半径r4：

r42508.1452616.5mm9024513.61mm90r4取15mm B 有效补强范围半径

有效补强范围半径按式（4.1.4.1）计算

2Lc0.472DiDi2/3 （4.1.4.1）

2/3225.73 壳程有效补强范围半径：Lc0.47280080060.62mm

2/3225.76 管程有效补强范围半径：Lc0.47280080060.67mm

（4）有效补强面积

A 圆筒多余金属面积：A12LcnC

壳程：A1260.622625.73032.7348mm2 管程：A1260.672625.76029.1216mm2

B 接管多余金属面积：A22LcnCnttC

壳程

：

A22管

62 0程

62：

0A22C 密集补强区金属面积： A3270704900mm2 2D 有效补强面积（略去r3，r4圆角处金属面积）：A1A2A3 壳程：A1A2A332.734815.69149004948.4258mm2 管程：A1A2A329.121643.509649004972.6312mm2 （5）补强结果

壳程：A1A2A34948.4258mm2A3859.5mm2 管程：A1A2A34972.6312mm2A4830mm2 故补强满足要求。 4.1.5 接管最小位置

在换热器设计中，为了使传热面积得以充分利用，壳程流体进、出口接管应尽量靠近两端管板，而管箱进、出口接管尽量靠近管箱法兰，可缩短管箱壳体长度，减轻设备重量。然而，为了保证设备的制造、安装，管口距地的距离也不能靠的太近，它受到最小位置的。本设计采用接管整体补强。 4.1.6 壳程接管位置的最小尺寸

符号：

b ---- 管板厚度，mm；

L1/L2 ---- 壳程/管箱接管位置最小尺寸，mm；

C ---- 补强圈外边缘（无补强圈时，为管外壁）至管板（或法兰）与壳体

连接焊缝之间的距离，mm；

DH ---- 补强圈外圆直径，mm；

dH ---- 接管外径，mm。

壳程接管位置的最小尺寸，可按下列公式计算： 无补强圈的接管

L1dH2b4C （4.1.6.1）

取C≥4S(S为壳体厚度，mm)且≥30mm。 计算壳程接管位置的最小尺寸如下：

C ≥ 4S = 4³26 = 104mm，取C = 105mm；

L1200271504105358mm

24.1.7 管箱接管位置的最小尺寸

管箱接管位置的最小尺寸，可按下列公式计算： 无补强圈的接管

L2dH2hfC

（4.1.7.1）

取C≥4S(S为壳体

计算管箱程接管C ≥ 4S = 4³26

厚度，mm)且≥30mm。 位置的最小尺寸如下： = 104mm，取C = 105mm；

L24.2 管板法兰设计

250291504105385mm

2压力容器的可拆密封装置形式很多，如中低压容器中的螺纹连接、承插式连接和螺栓法兰连接等，其中以结构简单、装配比较方便的螺栓法兰连接用得最普通。螺栓法兰连接主要由法兰、螺栓和垫片组成。本次设计管板与管箱和壳体的连接采用螺栓法兰连接。

图4-2

符号规定：

需要的最小螺栓总截面积，以螺纹小径计算或以无螺纹部Aa ---- 预紧状态下，

分的最小直径计算，取小者，㎡；

以螺纹小径计算或以无螺纹部分的最小直径Ab ---- 实际使用的螺栓总截面积，

计算，取小者，㎡；

Am ---- 需要的螺栓总截面积，取Aa、AP之大者，㎡；

AP ---- 操作状态下，需要的螺栓总截面积，以螺纹小径计算或以无螺纹部分

的最小直径计算，取小者，㎡；

b ---- 垫片有效密封宽度，mm；

b0 ---- 垫片基本密封宽度（见表9-1[1]）,mm；

Db ---- 螺栓中心圆直径，mm；

DG ---- 垫片压紧力作用中心圆直径，mm；

Di ---- 法兰内直径，mm；

当Di201时，法兰轴向应力（见式5-12）计算中，以Di1代替Di。对筒体端部结构，Di等于筒体端部内直径；

D0 ---- 法兰外直径，mm；

d1 ---- 参数，d1Uho02,mm3； V1dB ---- 螺栓公称直径，mm；

db ---- 螺栓孔直径，mm；

E ---- 在设计温度下法兰材料的弹性模量，按附录F[1](提示的附录),MPa；

e ---- 参数，eFI，mm1 hoF ---- 流体压力引起的总轴向力，F0.785DG2pc，N；

f ---- 整体法兰颈部应力校正系数（法兰颈部小端应力与大端应力的比值），

由图9-7[1]查得或按表9-8[1]计算，当f1时，取为1；

Fa ---- 预紧状态下，需要的最小垫片压紧力，N；

FD ---- 作用于法兰内径截面上的流体压力引起的轴向力，FD0.785Di2pc,N；

FG ---- 窄面法兰垫片压紧力，包括Fa、FD，W(预紧)三种情况，N； FI ---- 整体法兰系数，由图9-3[1]查得或按表9-8、9-9计算； FP ---- 操作状态下，需要的最小垫片压紧力，N；

FT ---- 流体压力引起的总轴向力与作用于法兰内径截面上的流体压力引起的

轴向力之差，FTFFD,N；

h ---- 法兰颈部高度，对筒体端部结构，为端部圆柱端的高度，mm；

ho ---- 参数，hoDio，mm；

K ---- 法兰外径与内径的比值；

L ---- 相邻螺栓最小间距（见表5-2），mm；

LA ---- 螺栓中心至法兰颈部（或焊缝）与法兰背面交点的径向距离，mm；

LD ---- 螺栓中心至FD作用位置处的径向距离，见图9-1[1]，mm； Le ---- 螺栓中心至法兰外径处的径向距离，mm；

LG ---- 螺栓中心至FG作用位置处的径向距离见图9-1[1]，mm； LT ---- 螺栓中心至FT作用位置处的径向距离见图9-1[1]，mm；

m ---- 垫片系数，由表9-2[1]查得； Ma ---- 法兰预紧力矩，N²mm； Mo ---- 法兰设计力矩，N²mm；

Mp ---- 法兰操作力矩，N²mm；

 ---- 垫环宽度，按表9-1[1]，mm；

n ---- 螺栓数量； pc ---- 计算压力，MPa；

T ---- 系数，由图9-8[1]或表9-5[1]查得；

U ---- 系数，由图9-8[1]或表9-5[1]查得；

VI ---- 整体法兰系数，由图9-4[1]查得或按表9-8、表9-9[1]计算；

W ---- 螺栓设计载荷，N；

Wa----预紧状态下，需要的最小螺栓载荷（即预紧状态下，需要的最小垫片压紧

力Fa），N；

Wp ---- 操作状态下，需要的最小螺栓载荷，N；

Y ---- 系数，由表9-5或图9-8[1]查得；

y ---- 垫片比压力，由表9-2[1]查得，MPa；

Z ---- 系数，由表9-5或图9-8[1]查得；

 ---- 系数；4fe1 3 ---- 系数；Ψ / T

f ---- 法兰有效厚度，mm；

0 ---- 法兰颈部小端有效厚度，mm； 1 ---- 法兰颈部大端有效厚度，mm；

f3 ---- 系数；

d1 ---- 系数；

H ---- 法兰颈部轴向应力，MPa； R ---- 法兰环的径向应力，MPa；

T ---- 法兰环的切向应力，MPa；

b ---- 常温下螺栓材料的许用应力（按[1]第四章），MPa；

b ---- 设计温度下螺栓材料的许用应力（按[1]第四章），MPa； f ---- 常温下法兰材料的许用应力（按[1]第四章），MPa；

tf ---- 设计温度下法兰材料的许用应力（按[1]第四章），MPa； n ---- 常温下圆筒材料的许用应力（按[1]第四章），MPa；

tn ---- 设计温度下圆筒材料的许用应力（按[1]第四章），MPa；

tΨ ---- 系数，ψ= fe1。 4.2.1 垫片的设计

垫片装在管板与法兰之间，作用是防止容器发生泄漏。垫片是密封结构中的重要元件，其变形能力和回弹能力是形成密封的必要条件。变形能力大的密封垫易填满压紧面上的间隙，并使预紧力不致太大；回弹能力大的密封垫，能适应操作压力和温度的波动。又因垫片是与介质直接接触的，所以还应具有能适应介质的温度、压力和腐蚀等性能。 （1）垫片材料及密封面型式

根据设计条件，采用不锈钢金属环垫片，密封面型式按表9-1[1]选取密封面形式为6。 （2）垫片参数

查表9-2[1]，选取垫片的特性参数m = 6.5，y = 179.3MPa。 （3）垫片尺寸

取垫片内径为840mm，外径为900mm，厚度为3mm，垫环宽度ω= （900-840）/ 2 = 30mm。

（4）垫片有效密封宽度

查表9-1[1]的6，

30b03.75mm

88当b06.4mm时，bb03.75mm。 （5）垫片压紧力作用中心圆直径

当b06.4mm时，DG= 垫片接触面的平均直径= （900+840）/ 2 = 870mm。 （6）垫片压紧力

a、预紧状态下需要的最小垫片压紧力计算

FGFa3.14DGby （4.2.1）

FG3.148703.75179.31836794.025N

b、操作状态下需要的最小垫片压紧力计算

FGFP6.28DGbmpc （4.2.2）

FG6.288703.756.58.511319.625N

4.2.2 螺栓设计

（1）螺栓材料及许用应力

螺栓材料选用35CrMoA,M36,螺纹小径截面积A为787.75㎡, b805MPa，

b184.86MPa。

（2）螺栓的布置

法兰径向尺寸LA、Le及螺栓间距L的最小值按表9-3[1]选取,如表4.2.2。

表4.2.2

^tdB 36 LA 48 Le 36 L 80 ^

（3）螺栓载荷

a、预紧状态下需要的最小螺栓载荷计算

WaFa3.14DGby （4.2.3）

Wa1836794.025N

b、操作状态下需要的最小螺栓载荷计算

WPFFP0.785DG2pc6.28DGbmpc （4.2.4）

WP0.78587028.56.288703.756.58.5

6182404.875N

(4) 螺栓面积

a、预紧状态下需要的最小螺栓面积计算

AabWa （4.2.5）

Aa1836794.0252281.73mm2

805b、操作状态下需要的最小螺栓面积计算

APAPWPbt （4.2.6）

6182404.87533443.71mm2

184.86c、需要的螺栓截面积Am，取Aa、AP之大值，取AmAP33443.71mm2。 （5）螺栓数量及总截面积

A33443.7142.45，以4的倍数圆整为44个。 螺栓数量： nmA787.75螺栓总截面积： AbnA44787.7534661mm2 > Am。 （6）垫片宽度校核

minAbb6.28DGy3466180528.48mm

6.28870179.3min，垫片选择满足条件。

（7）螺栓设计载荷

a、预紧状态下螺栓设计载荷计算

AAbWFGmb （4.2.7）

233443.713466180527412145.78N W2b、操作状态下螺栓设计载荷计算

（4.2.8）

4.2.3 法兰设计 （1）法兰力臂

取h1.501.52639mm，法兰颈部斜度为1：3，则有139mm。

WWP6182404.875N

Db2LA1Di2(4839)800974mm

LDLA0.51480.53967.5mm

LGDbDG297487052mm 2LTLA1LG/2483952/269.5mm （2）法兰载荷

FD0.785Di2pc0.78580028.54270400N

FTFFD0.785DG2pcFD

0.78587028.54270400780015.25N

（3）法兰力矩

a、预紧状态下的法兰力矩计算

FGW27412145.78N

MaFGLG27412145.785214231581Nmm （4.2.9）

b、操作状态下的法兰力矩计算

MPFDLDFTLTFGLG （4.2.

10）

427040067.5780015.2569.511319.62552

401326520.4Nmm

（4）法兰设计力矩

法兰设计力矩取以下大者：

MoMmaxatf14231581119.78388041351.8Nmm440fMP401326520.4Nmm（4.2.11）

取MoMP401326520.4Nmm （5）法兰形状常数

hoDi080026144.22mm

h1.511.53959mm hho59/144.220.4

KD0/DiDG2LG2Le/Di870252236/8001.308

1039/261.5

查表9-5[1],确定下列系数：

T = 1.80 Z = 3.82 Y = 7.4 U = 8.13 查图9-3[1]，得：FI0.884 查图9-4[1]，得：VI0.384 查图9-7[1]，得：f1.26

eFI/h00.884/144.220.00613

d1U8.13h002144.2226220103.68mm3 VI0.384假设法兰厚度f为170mm，则有：

ψ fe11700.0061312.0421

44fe11700.0061312.35 33ψ / T = 2.0421 / 1.8 = 1.1345

f317032.38

d120103.681.13452.383.5145

（6）法兰应力

a、轴向应力计算

HfMo1.26401326520.4118.25MPa 221Di3.514539800（4.2.12）

b、径向应力计算

R1.33fe1fDi2（4.Mo

2.13）

1.331700.006131401326520.411.785MPa 23.5145170800c、环向应力计算

TYMo7.4401326520.4（4.2211.785104.88MPa R22fDi1708002.14）

（7）法兰应力校核

a、轴向应力计算

ttHmin{1.52.5f，n}

1.5f1.5119.78179.67MPa 2.5n2.5128.24320.6MPa

ttH1.5f179.67MPa1.5f

ttb、径向应力计算

Rf119.78MPa

c、环向应力计算

tTf119.78MPa

d、组合应力

tHR2t118.2511.78565.02MPa<f 2HT2t118.25104.88111.565MPa< f2综上所述，法兰应力满足要求。

（8）螺栓间距校核

螺栓最大间距不宜超过式（4.2.8）计算值

6fLmax2db （4.2.15）

m0.5Lmax239螺栓间距也满足条件。 4.3 折流板

6170223.7mm

6.50.5折流板的结构设计，是根据工艺过程及要求来确定，它主要为了增加管间流速，提高传热效果。同时，设置折流板对于卧式换热器的换热管具有一定的支撑作用，当换热管过长，而管子承受的压应力过大时，在满足换热器壳程允许压降的情况下，增加折流板的数量，减小折流板的间距，对缓解换热管的受力状况和防止流体流动诱发振动有一定的作用。而且，设置折流板也有利于换热管的安装。

折流板的形式有弓形折流板、圆盘-圆环形折流板和矩形折流板。最常用的是弓形折流板。

弓形折流板有单弓形、双弓形和三弓形，大部分换热器都采用单弓形折流板，本换热器也采用单弓形折流板。 4.3.1 折流板尺寸 （1）折流板缺口高度

弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速相近。缺口大小用切去的弓形弦高占圆简内直径的百分比来确定，缺口弦高h值，宜取0.20-0.45倍的圆筒内直径。取圆缺率为0.25，则h=0.25³800=200mm。

弓形折流板的缺口可按图4.3.1切在管排中心线以下，或切于两排管孔的小桥之间。

图4.3.1

[2]

（2）折流板的最小厚度

折流板最小厚度按表34[2]选取。

取折流板无支撑跨距了l为300mm，折流板厚度为6mm。 （3）折流板板孔

该换热器采用不锈钢Ⅰ管束，按照表35[2]的规定，折流板管控直径及允许偏差为：

管孔直径 = d + 0.7 = 19.7mm； 允许偏差为：

0.300

mm

（4）折流板和支持板外直径及允许偏差应符合表41[2]的规定

公称直径：800mm；

折流板名义外直径：800-4.5=795.5mm； 折流板外直径允许偏差：

00.8mm

4.3.2 折流板的布置

折流板一般应按等间距布置，管束两端的折流板尽可能靠近壳程进、出口接管。卧式换热器的壳程为单相清洁流体时，折流板缺口应水平上下布置，若气体中含有少量液体时，则应在缺口朝上的折流板的最低处开通液口，如图4.3.2(a)；若液体中含有少量气体时，则应在缺口朝下的折流板最高处开通气口，如图4.3.2(b), 卧式换热器、冷凝器和重沸器的壳程介质为气、液相共存或液体中含有固体物料时，折流板缺口应垂直左右布置，并在折流板最低处开通液口，如图

4.3.2(c),本次设计采用图4.3.2(c)所示结构。

图4.3.2

[2]

折流板最小间距一般不小于圆筒内直径的五分之一，且不小于50mm，特殊情况下也可取较小的间距。

换热管在其材料允许使用温度范围内的最大无支撑跨距，应按表42[2]的规定。取换热管的最大无支撑跨距为1500mm。 4.3.3 折流板的固定

折流板一般均采用拉杆与定距管等元件与管板固定，其固定形式有如下几种： （1）采用全焊接方法，拉杆一端插入管板并与管板焊接，每块折流板与拉杆焊 固定。

（2）拉杆一端用螺纹拧入管板，每块折流板之间用定距管固定，每一拉杆上最后一块折流板与拉杆焊接。

（3）螺纹与焊接相结合，拉杆一端用螺纹拧入管板，然后将每块折流板焊在拉杆上。

（4）拉杆的一端用螺纹拧入管板，中间用定距管将折流板固定，最后一块折流板用两螺母锁紧并点焊固定。

（5）联邦德国林德公司换热器的定距螺栓结构的拉杆形式。定距螺栓有A/B两种形式,A型是与管板连接的定距螺栓，两折流板之间采用B型，该结构安装简单方便，间距正确。换热器直径D＜1000mm时，每个换热器只用两根拉杆固定。 4.4 拉杆与定距管 4.4.1 拉杆的结构型式

常用拉杆的形式有两种，见图4.4,

a）拉杆定距管结构，适用于换热管外径大于或等于19mm的管束，l2>La,(La按表45[2]规定）；

b）拉杆与折流板点焊结构，适用于换热管外径小于或等于14mm的管束， l1>d；c）当管板较薄时，也可采用其他的连接结构。 本次设计采用拉杆定距管结构。

图4.4.1

4.4.2 拉杆的直径和数量

拉杆的直径和数量可以按表43[2]和表44[2]选取。 选取拉杆直径为12mm。 选取拉杆数量为8根。 4.4.3 拉杆的尺寸

拉杆的长度按实际需要确定，拉杆的连接尺寸按图4.4.3，表4.4.3确定。

图4.4.3 表4.5.3 拉杆直径d 10 拉杆螺纹公称直径dn 10 [2]

La 13 Lb ≥40 b 1.5 12 16 12 16 15 20 ≥50 ≥60 2.0 2.0 选取拉杆螺纹公称直径为12mm，La为15mm，Lb为50mm，b为2.0mm。 4.4.4 拉杆的布置

拉杆应尽量均匀布置在管束的外边缘。对于大直径的换热器，在布管区内或靠近折流板缺口处应布置适当数量的拉杆，任何折流板应不少于3个支承点。 4.4.5 定距管尺寸

定距管的尺寸，一般与所在换热器的换热管规格相同。对管程是不锈钢，壳程是碳钢或低合金钢的换热器，可选用与不锈钢换热管外径相同的碳钢管做定距管。定距管的长度，按实际需要确定。本次设计选取Ф19mm的碳钢管做定距管。 4.5 防冲与导流

为防止壳程物料进口处，流体对换热管表面的直接冲刷，应在壳程进口管处设置防冲板。设置防冲板和导流筒的条件为：

当管程采用轴向人口接管或换热管内流体流速超过3m /s时，应设置防冲板，以减少流体的不均匀分布和对换热管端的冲蚀。

对有腐蚀或有磨蚀的气体、蒸汽及气液混合物，应设置防冲板。 对液体物料，当壳程进口处流体的2（为流体密度，kg/m3；为流体流速，m/s），为下列数值时，应在壳程进口管处设置防冲板或导流筒。

a）非腐蚀、非磨蚀性的单相流体，2>2230kg/（m²s2）者， b) 其他液体，包括沸点下的液体，2>740kg/（m²s2）者。

当壳程进出口接管距管板较远，流体停滞区过大时，应设置导流筒，以减小流体停滞区，增加换热管的有效换热长度。 4.5.1 防冲板的形式

1) 防冲板的两侧焊在定距管或拉杆上，也可同时焊在靠近管板的第一块折流板上；

2）防冲板焊在圆筒上；

3）用U形螺栓将防冲板固定在换热管上。 4.5.2 防冲板的位置和尺寸

防冲板在壳体内的位置，应使防冲板周围与壳体内壁所形成的流通面积为壳程进口接管截面积的1～1.25倍。

防冲板外表面到圆筒内壁的距离，应不小于接管外径的1/4。取壳程防冲板到圆筒内壁的距离为60mm。

防冲板的直径或边长，应大于接管外径50mm，取防冲板的变长为250mm。 防冲板的最小厚度：碳钢为4.5mm，不锈钢为3mm。本设计选用碳钢，厚度为4.5mm。 4.5.3 导流筒

导流筒一般有内导流筒和外导流筒两种形势。

内导流筒：内导流筒是设置在壳体内部的一个圆筒形结构，在靠近管板的一端敞开，而另一端近似密封。在设计内导流筒时，导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离宜不小于接管外径的1/3。导流筒端部到管板的距离，应使该处的流通面积不小于导流筒的外侧流通面积。

外导流筒：在设计外导流筒时，内衬圆筒内表面到外导流筒的内表面间距为： 接管外径d≤200mm时，间距不小于50mm； d＞200mm时，间距不小于75mm。

立式外导流筒换热器，应在内衬圆筒下端开泪孔。

本次设计采用内导流筒，导流筒外表面到壳体圆筒内壁的距离为70mm。 4.6 双壳程结构

双壳程是用纵向隔板将壳程分为双程，纵向隔板的最小厚度为6mm，当壳程压力降较大时，隔板应适当加厚。纵向隔板与管板的连接可用焊接或可拆卸连接。纵向隔板回流端的改向通道面积应大于折流板的缺口面积。需要抽出管束的换热器，应在隔板的两侧与壳体的间隙处设置密封结构，如图4-7所示。

图4-6

4.7 防短路结构

在换热器壳程，由于管束边缘和分程部位都不能排满换热管，所以在这些部位形成旁路。为防止壳程物料从这些旁路大量短路，降低换热效率，可在管束边缘的适当位置安装旁路挡板和在分程部位的适当地方安装假管或带定距管的拉杆来增大旁路的阻力，以迫使壳侧介质通过管束与换热管内流体进行换热。

旁路挡板或挡管是否需要、需要数量以及安装部位等，应根据使用条件和工艺计算来确定。一般应考虑以下因素:

（1）卧式、左右缺边折流板换热器，壳程物料从旁路短路的可能性较大，应根据需要考虑安装旁路挡板或假管。

（2）当壳程的传热膜系数大大小于管程的传热膜系数时，壳程传热膜系数起控制作用，此时安装旁路挡板或挡管能显著提高总的传热系数。

（3）旁路面积与壳程通流面积之比愈大，旁路的泄露就愈大，安装旁路挡板或假管的效果也愈显著；在较小的壳体直径（DN≤400）中安装挡板或挡管比在较大的壳体直径中更加有效。

（4）旁路挡板或挡管超过一定数量后，对提高传热系数的作用下降，而对压力降的影响较大。

以上因素应综合考虑，通过计算和比较后，再确定旁路挡板或假管的安装问题。

4.7.1 旁路挡板的结构尺寸

安装在换热器中的旁路挡板应与折流板焊接牢固，旁路挡板的厚度可取与折流板相同的厚度6mm，旁路挡板的数量推荐如下：

公称直径DN≤500mm时，一对挡板；500＜DN＜1000mm时，两对挡板；DN≥1000mm时，不少于三对挡板。本次设计采用两对挡板。 4.7.2 挡管

挡管为两端堵死的换热管，设置于分程隔板槽背面两管板之间，挡管与换热管的规格相同，可与折流板点焊固定，也可用拉杆（带定距管或不带定距管）代替。挡管的设置都是为了减少流动死区。

挡管应每隔3-4排换热管设置一根，但不应设置在折流板缺口处。 挡管伸出第一块及最后一块折流板或支持板的长度应不大于50mm。 挡管应与任意一块折流板焊接固定。 4.7.3 中间挡板

在U型管换热器中，由于受U型管最小弯管半径的，U型管最中间两排管的管间距过大，从而形成无阻力的流体通道。为了减少这种短路，使壳程介质能

有效地换热，可在U型管束的中间通道设置中间挡板。中间挡板可以与折流板点焊固定；也可把最里面一排的U型管倾斜布置使中间通道变窄，同时加挡管以防止流体短路。

中间单板的数量推荐如下:

公称直径DN≤500mm时，一块挡板；500＜DN＜1000mm时，两块挡板；DN≥1000mm时，不少于三块挡板。本次设计采用两块挡板。 4.8 鞍座

鞍座分为固定式（代号F）和滑动式（代号S）两种安装形式。按照JB4717/T 4712-92的规定选用鞍座如下：

固定式鞍座JB/T4712-92 鞍座BI 800-F 滑动式鞍座JB/T4712-92 鞍座BI 800-S 鞍座尺寸如下：

公称直径DN：800mm 允许载荷Q：220KN 鞍座质量（带垫板）：35kg 鞍座高度h：200mm 螺栓间距：l2=530mm 膜板：δ2=10mm 底板尺寸：l1=720mm b1=150mm δ1=10mm

垫板：弧长=940 b4=200mm δ4=6mm e=36

鞍座设置应尽可能靠近封头，即A应小于或等于D0/4且不宜大于0.2L,当需要时，A最大不得大于0.25L。 取两鞍座间距离为4000mm。