【正文】 組分 C S H O H2O 灰份重量/g 700 20 30 20 50 180質(zhì)量/mol 15 需氧/ mol 由上表得：理論需氧量為 ++＝ mol/kg(煤)理論空氣量為 *（+1）＝ mol/kg＝*＝ m /㎏（煤，標(biāo)態(tài)）33表 32 理論煙氣量組成（mol）組分 CO2 SO2 H2O N2質(zhì)量/mol 15+ *理論煙氣量 ＋+15++*＝ mol/kg＝ m /㎏3實際煙氣量 +7*（）＝ m /㎏3燃燒 *10 *＝*10 m /h3煙氣組成（標(biāo)態(tài)）：Cso2＝*64*10 /=4728 mg/ m33 C 煙塵＝180*10 /*30%=6383 mg/ m26 物料衡算計算結(jié)果示于下圖（標(biāo)態(tài)）Q＝17800/ m /h3 工藝流程的確定 除塵方法的選擇根據(jù)前面的運算，要求除塵效率達到 ％，除塵效率很高，通過各種除塵方法的比較決定采用袋式除塵器，其除塵效率一般達到 99％以上，可滿足除塵要求。但由于煙氣溫度達到 250℃，而袋式除塵器的操作溫度范圍為 80℃以下，故而進入袋式除塵器之前必須降溫，降溫用列管式換熱器實現(xiàn)。考慮到煙氣中含有較多灰塵，進入換熱器之前應(yīng)除去一些，以改善換熱器的工作條件；而且實際生產(chǎn)中袋式除塵器的效率應(yīng)考慮一定的欲量，估計實際效率 96％以上。因此，最終我們選用兩級除塵，用沉降第三章：工藝計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計27室作為一級除塵，用袋式除塵器作為二級除塵。 脫流方法的選擇根據(jù)各種脫流方法的比較，決定采用石灰石/石膏法。因其適用的煤種范圍廣、脫硫效率高、吸收劑利用率高（可大于 90％） 、設(shè)備運轉(zhuǎn)率高、工作的可靠性高、脫硫劑－石灰石來源豐富可靠且廉價。但也有初期投資費用太高、磨損腐蝕現(xiàn)象較為嚴重等缺點。選用填料塔完成脫硫任務(wù)。 工藝流程，如下圖 除塵設(shè)備設(shè)計 一級除塵（重力沉降室）⑴ 工藝計算 煙氣溫度 250℃查得，煙塵密度 ρ＝2100㎏/m ，粘度 μ＝*10 PaS3 5?由式（4－26）徑粒為 50μm 的塵粒的沉降速度為 u＝ ＝ ＝610*???）（沉降室氣體流速一般為 ～2 m/s，取 v＝1 m/s，高度 H＝1m由式 L=H*v/u 得沉降室最小長度為L＝11/＝沉降室過長，故而選用 10 層水平隔板，取每層高度△H=則總高 H＝*9＝沉降室長度 L＝△Hv/u＝1/＝ m沉降室寬度 W＝ ＝v)1(360△?**3607/78＝）（ ??取 W＝ m能夠收集得最小粒徑d ＝innLgμρ 1**)(85???壓力損失估算28△P＝100 Pa 二級除塵（袋式除塵器）⑴ 選取過慮速度一般過慮速度在 ～，故取速度 Vf＝1m/min⑵ 計算過濾面積 A＝Q/60Vf=17800*323/（273*60*1）＝351㎡考慮漏風(fēng)附加量 A＝351*＝404㎡⑶ 選型由表 4－34，選用 ZC 型回轉(zhuǎn)反吹扁袋式除塵器，型號為 144ZC400A。⑷ 壓力損失估算一般壓降在 800～1600Pa 之間，取為 1000Pa。 換熱器設(shè)計 工藝要求煙道氣從 T1=250176。C 降溫至 T2=40176。C，流量為 V=17800 m /h（標(biāo)態(tài)） ，壓力為常壓。3循環(huán)冷卻水壓力為常壓，循環(huán)水入口溫度為 t1=30176。C，出口溫度為 t2=40176。C。 確定設(shè)計方案1．選擇換熱器的類型：煙道尾氣溫降較大，冷熱流體間溫差大，因此換熱器管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步選用浮頭式換熱器。2．流程安排：由于煙道尾氣中含有灰塵，易沉積，走管程比較容易清洗。故而煙道尾氣走管程，冷卻水走殼程。 確定物性數(shù)據(jù)定性溫度：對于一般氣體和低粘度液體，定性溫度可取進出口溫度的平均值。故，管程煙道尾氣的定性溫度為：（250+40）/2=145176。C殼程冷卻水的定性溫度為（30+40）/2=35176。C煙道尾氣在 150176。C 下的物性數(shù)據(jù)如下： 粘度 μ1=*10 PaS5? 密度 ρ1= ㎏/m 3 導(dǎo)熱系數(shù) λ1= W/(m176。C) 比熱 cp1= kJ/(㎏176。C)水在 35176。C 下的物性系數(shù)如下： 粘度 μ2=*10 PaS3? 密度 ρ2=994 ㎏/m 3 導(dǎo)熱系數(shù) λ2= W/(m176。C)比熱 cp2= kJ/(㎏176。C) 估算傳熱面積1．熱流量依據(jù)《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》式（3—1）得：第三章：工藝計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計29Q= m1*cp1*△t1= 17800*（273+145）/273***（250—40）=*10 6kJ/h2．平均傳熱溫差依據(jù)式（3—6，同上）得：△tm =（△t1—△t2）/Ln(△t1/△t2) =[（T1—t2）—（T2—t1）]/ Ln [（T1—t2）/（T2—t1）]=[（250—40）—（40—30）]/ Ln [（250—40）/（40—30）]= 176。C3．傳熱面積根據(jù)經(jīng)驗煙道氣體/水的傳熱系數(shù) K=20~70 W/(㎡K)，取K=38W/(㎡K)，則估算的傳熱面積為Ap=Q/(K*△tm) =*10 *1000/（38**3600）=541㎡6考慮預(yù)留欲量，取系數(shù) σ=，則Ap=σ* Ap=541*=595㎡4．冷卻水用量依式（3—5，同上）得： m=Q/（cp2*△t2）=*10 *1000/[*1000*(40—30)*3600]6 = ㎏/s=113971 ㎏/h 工藝結(jié)構(gòu)尺寸1．選取換熱管選用 φ25* 碳鋼管，管長 l=6m，管間距 t==32㎜2．傳熱管數(shù)依據(jù)式 n= Ap/（п*d*l）得傳熱管數(shù) 考慮煙道尾氣流量較大，管內(nèi)空間初步選取單管程。管子按照正三角形錯列排布，查表 2－１，實際排管數(shù)為 1303 根，對角線管子數(shù) 39 根。如下圖示：圖 31 布管圖4．殼體內(nèi)徑：按照式(2200)估算：Di=t（b1）+3d式中：b=*(n)^=* =40，則130 Di=32*（401）+3*25=1323 ㎜取圓整值 Di=1400㎜305．平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)量n=595/（п**6）=1263P=（t2—t1）/（T1—t1）=（40—30）/（250—30）=R=（T1—T2）/（t2—t1）=（250—40）/（40—30）=21查圖 3—9 得溫差校正系數(shù)（12） φ=，則平均傳熱溫差為：△tm=φ*△tm=*=176。C由于 φ=，故而采用單殼程比較合適。6．折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的 20%，則切去的圓缺高度為 h=*1400=280 ㎜取折流板間距 B=300 ㎜，則折流板數(shù)為： N=l/=6/=19圓缺面水平裝配。7．拉桿拉桿數(shù)量按表 39 選取，故取 12 根 φ12 的拉桿。8．接管殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)冷卻水流速應(yīng)小于 ，取 u1=2m/s，則接管內(nèi)徑為： D1= = =142 ㎜，圓整為u14π V2* D1=150 ㎜管程流體進出口接管：取接管內(nèi)氣體流速應(yīng)在 10～20 m/s 內(nèi)，為 u2=18m/s，則接管內(nèi)徑為： D2= =591 ㎜，圓整為18*360/74πD2=600 ㎜ 換熱器核算1．核算總傳熱系數(shù)⑴ 殼程傳熱系數(shù) 按照式（322）αo=* Reo Pro （ ）de2λ 式中：——當(dāng)量直徑，de= （式 323b）dt*][2π ?Reo——殼程雷諾數(shù)，Re= μ ρuPro——譜蘭德數(shù)，Pr= λ μcp——定性溫度下的粘度，PaSμw—壁溫下的粘度，PaSμ第三章：工藝計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計31de= = m025.*].[42π ?殼程流通截面積，依式（325）得： So=BD（1d/t）=**（）= ㎡殼程流體流速以及雷諾數(shù)分別為： uo= = m/s092.*4631 Reo= = =9664μ ρduo31*? Pro= = = cpλ μ 3? （ ） =1wμ μ αo=* *9664 * =2933 W/(㎡K).⑵ 管程傳熱系數(shù)αi=* Rei Pri de1λ .管程流通截面積 Si＝ 1303＝ ㎡2管程流速 ui＝ ＝ m/s73*409.)15(6/178?按式（332）和（333）有：Rei＝ ＝? αi=* （12802） （） ＝ W/(㎡K) ⑶ 污垢熱阻和管壁熱阻按表 3－10，可?。汗軆?nèi)熱阻 Rsi＝ ㎡176。C/W管外熱阻 Rso＝ ㎡176。C/W管壁熱阻按式（3－34）計算，依表 3－11，炭鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為 W/(mK)。則Rw＝㎡176。C/W⑷ 總傳熱系數(shù) K依式（3－21）得：K=1/[1/2933++(*)＋*+*] =50W/(㎡K)換熱面積A=Q/K△tm=*10^6*1000/(50**3600)=㎡實際傳熱面積為32 Ap=nπdl=1291***6=608㎡Pri＝ ＝*421.5?面積欲度為：H=(Ap—A)/A=（）/=%合適，可以完成換熱任務(wù)。2．壁溫核算依式（3－42）計算，忽略管子兩側(cè)污垢熱阻。則 tw＝ ahctmT/1?式中： Tm——氣體平均溫度 tm——液體平均溫度 ah——熱流體側(cè)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/(㎡K) ac——冷流體側(cè)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/(㎡K) Tm=（T1+T2）/2=（250+40）/2=145176。C tm==*t2+*t1=*40+*30=32176。C ac=αo=2933 W/(㎡K) ah=αi= W/(㎡K)則： t= ＝36176。?溫差為 Tm－t＝14536＝109176。C50176。C，故而，選用浮頭式換熱器。3．換熱器內(nèi)流體的流動阻力⑴ 管程流體阻力依式（3—47）~（3—49）可得：△pt=（△pi+△pr）NsNpFs式中： △pi——直管壓降，△pi=λi diul2ρ △pr——局部壓降，△pr=ξ ，ξ 為局部阻力系數(shù)，取為 3ρ Ns——殼程數(shù)，Ns＝1 Np——管程數(shù)，Np＝1 Fs——管程結(jié)垢校正系數(shù)，取 Fs＝取傳熱管相對粗糙度 ，且 Rei=12800，查莫狄圖得λi＝△pi=* =1618 Pa02.*51836△pr=ξ ＝3 ＝426 Pa2uρ .△pt=（△pi+△pr）NsNpFs＝（1618＋426）12＝6132 Pa第三章：工藝計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計33△pt∈[1000~10000]，管程壓降合格。⑵ 殼程壓降　按式（3－50）~（3－54）計算△ps=（△po+△pi）NsFsNs＝1　　Fs＝流體流經(jīng)管束的壓降△po=FfoN （N+1）T2uoρ式中：F——管子排列形式對壓降的影響，對正三角形排列取 F=fo——殼體流體摩擦因子，fo =5*Reo =5*9664 =?? N ——殼程的管子總數(shù)，N = n =* 1303 = N——折流板數(shù)目，N=19，uo=△po=FfoN （N+1） ＝20T2uoρ 23.*94 ＝14913 Pa流經(jīng)折流板缺口的壓降 △pi=N（－2B/D） ，B=，D＝△pi=19（－2） ＝3553 *94總阻力△ps＝（14913＋3553）＝21236 Pa△ps∈[10000~100000]，殼程壓降合格。34換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果 換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果參數(shù) 管程 殼程流率/(kg/h) 22250 113760進/出溫度/176。C 250/40 30/40壓力/Pa 常壓 常壓定性溫度/C 145 35密度/(kg/m )3994 定壓比熱容（kJ/(kgK) 粘度/(Pas) ＊10 5?＊10 3?熱導(dǎo)率/[W/(mK)] 物性普朗特數(shù) 形式 浮頭式 臺數(shù) 1殼體內(nèi)徑/mm 1400 殼程數(shù) 1管徑/mm 25 管心距/mm 32管長/mm 6000 管子排列 正三角形管數(shù)目/根 1303 折流板數(shù)/個 19傳熱面積/㎡ 608 折流板間距/mm 300設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)管程數(shù) 1 材質(zhì) 碳鋼主要計算結(jié)果 管程 殼程流速/(m/s) 表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)[W/(㎡K)] 2933污垢熱阻/ (㎡K/W) 壓降/Mpa 6132 21236熱流量/kW 傳熱溫差/K 109傳熱系數(shù)[W/(㎡K)] 50裕度/%