CO变换炉与汽包的设备布置研究

2017-10-18

河南化工 2017年9期

关键词：推动力压力降汽包

(惠生工程(中国)有限公司，河南郑州 450046)

•设计与计算•

CO变换炉与汽包的设备布置研究

张超

(惠生工程(中国)有限公司，河南郑州 450046)

通过计算检查CO变换炉与汽包的设备布置位差能否满足锅炉给水自循环，以达到优化工艺，减少循环泵的目的；优化管线布置，满足应力条件的同时使流体流动均匀，有利于系统稳定运行。

CO变换炉；汽包；自然循环；回路推动力

0 引言

在煤气化配套装置中，变换单元是通过一氧化碳与水蒸气在催化剂作用下进行变换反应，调节气化炉产出粗煤气的氢碳比，以满足后续合成工段的需要。其反应式如下：

通过上述反应，既能把CO转化为易于脱出的CO2，又可以制得与反应CO等物质的量的氢气，而消耗的仅是水蒸气，使工艺气体变换到希望的气体组成。

CO变换炉与汽包间的锅炉给水可采用自然循环来带走反应热量。CO变换炉与汽包之间实现水和水汽自然循环的依据是热虹吸原理，具体地说是利用了下降管与上升管之间流体的重度差。如图1所示。

图1 变换炉与汽包简图

锅炉给水经下降管进入变换炉，进行热量换热后，一部分锅炉给水汽化变成蒸汽，由液相沸腾变成气液混合物后其密度大幅降低，蒸汽泡向上运动并冲破液面进入汽包，夹带了液滴的蒸汽在汽包中进行水汽分离，生成的蒸汽由汽包顶部排出成为饱和蒸汽。利用下降管与上升管之间流体的重度差作为自然循环的推动力来克服整个循环回路的压力降，从而实现锅炉给水的自然循环。

通过计算，按照一定位差，合理布置CO变换炉与汽包，使系统的锅炉给水采用自然循环，可以简化工艺流程，减少循环泵；均匀布置锅炉给水管线，有利于系统稳定运行，更好地回收反应热量。

1 设计计算

实现自循环条件：自然循环总推动力≥下降管总摩擦压力降+上升管总摩擦压力降+变换炉压力降

即PT≥ΔPf下降管+ΔPf上升管+ΔP变换炉

1.1自然循环总推动力

变换炉与汽包之间的自然循环推动力是下降管与上升管之间的流体重度差，适用于公式：

PT=H×g×(ρL-ρGL)×Φ×10-3

式中：PT为自然循环推动力，kPa；H，推动力高度，m；ρL，液相密度，kg/m3；ρGL，气液相混合物平均密度，kg/m3；Φ为截面含汽率。

1.2下降管总摩擦压力降

下降管内流体状态按单相流和湍流考虑，适用于范宁公式：

ΔPf下降管=ξ×λ×((L+Le))/d×(ρL×u2)/2×10-3

式中：λ为管路摩擦系数；(L+Le)为下降管的直管总长度和管件当量长度之和，m；d为管道内径，m；u为管内流体流速，m/s。

1.3上升管总摩擦压力降与变换炉压力降

上升管内的流体状态为气液两相流。适用于公式：

ΔPf上升管=ξ×ΔPk+ΔPH

式中：ΔPk，气液两相流直管段及局部摩擦压力降，kPa；ΔPH，上升管气液两相流静压力降，kPa。

由于气液两相流的流动过程较为复杂，上升管总摩擦压力降与变换炉压力降可采用Inplant 4.2软件进行模拟计算得出。

2 设计计算实例

某项目CO变换炉与汽包间的锅炉给水采用自然循环，布置如图2所示。变换炉与汽包之间管道模型如图3所示。

图2 变换炉与汽包设备布置

我们来核算一下汽包与变换炉相对位差是否合适。

2.1其中已知条件

蒸汽压力1.0 MPa，蒸汽量WG=1 890 kg/h，循环倍率=30，上升管内液相流量WL=54 810 kg/h，

图3 变换炉与汽包管道模型

气相密度ρG=5.642 kg/m3，液相密度ρL=882.566 kg/m3，液相表面张力σL=0.041 3 N/m，气相黏度μG=0.015 6cp=1.56×10-5Pa·s，液相黏度μL=0.145 87cp=1.46×10-4Pa·s，上升管内径d1=0.2 m，下降管内径d2=0.3 m，下降管摩擦系数λ=0.019 ，计算上升管和下降管阻力降时计入15%的安全裕量，取摩擦阻力损失系数ξ=1.15。

2.2下降管总摩擦阻力降计算

根据配管模型可知，下降管直管段长度L=18.5 m，下降管管件当量长度Le=31.5 m，根据范宁公式：