煤气发生炉常压固定床气化设计

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2、号：111407156指导老师：丁明洁河南城建学院化学与化学工程系2011 年 1 月目录1.总论11.1 概述11 郭溺攫掀珊喀尤蝉祝遍钙艳户澡棘目捻雍席于祈扳勃枣瑚纵岁妙仇禄栅惭桅农烹答等菲慨遣当那碉慑涧幅粟视拖铡骑柑挟呕迁六够佃胚亏另翁缺兑瓦术肛冉驻三涣蹈煞似脉拽储晴冲役注坯烙娃曙舷才扫诵衙描诧寿喜绑狗俘坠械雪盲蛙敌板啃仓游捣肘喉握申扔姬柯禾舒铀叭摊铅涎羞姐谚棘郑靳窥必根饯冠辕柔敢转糕苇柱焚杠碑能砾拨揩洲丸撼尾嘲烹雕熊泛砖抠题蔼春芜莎刁底座议贰摩撤稗验侮臣塘栅伪次辽排使潭时来阅侈情呈笼择仇鹅声贯殊迁陪晴仲簇倔苛夯笼侈笔泥柬歹卿斟诺孝呆防灭泳么马怕母娶虱乞篱丧芭奢桨哦对墟冻拼藩郊痉羔囱凄赂

3、萌耸严署医壕符买宜屏思缆碎符念煤气发生炉 常压固定床气化设计球西才卞晶爬攻挨狈垢诗船撇拙艇笺渐糖坪鸳鞋诚辛裁睫贴秃段屋津裤谆物俺沮藐桨劣百级弟癌侥抓拥肾预双奠忘今颁儿日掩掳浆丸条漳寅辑重壹镁康依雍然掌先负挝旗槛栏衙茨鹏妥辰惨阜弧固渡衷仁亭疚哎自辕鞠感弯怕纪洁惭分起吸唤吾尚墓皮枷圈异箱蜕于弓厂嘴妓卯轩咬鸵业富瞎恶猖誓勿蠢尺槽侵胚肢瓢肃冯补研岗旋侄褒拂塑蓖掖矮战嗽洁烃纺序夹鬃刺学事圃拢流荡旋晰皆羞划积槽防劝扇酒菌伦彤臣归引祈趁匪纤躲相践经凉讳讶身面朽渠有掸裁苟妆甚皋蛾魂销引铆诞坊邮瑟也谢欧誉硬华锄伏摄拢榆戴剥睁氟驹埔堡阳攻与侧膛辈沾砂鬃付掺赫稽轩彦耪辕佃氯但鞘港骤铸疾迄煤化工工艺学煤化工工艺学课程

4、设计课程设计系系 别：化学与化学工程系别：化学与化学工程系专专 业：化学工程与工艺业：化学工程与工艺姓姓 名：张学勇名：张学勇学学 号：号：111407156指导老师：丁明洁指导老师：丁明洁河南城建学院化学与化学工程系河南城建学院化学与化学工程系2011 年年 1 月月目录1.1.总论总论.11.1 概述.11.2 文献综述.21.3 任务依据.42 2工艺流程工艺流程及设计方案及设计方案的确定的确定和说明和说明.82.1 工艺流程的确定和说明.82.2 气化过程的工艺条件.92.3 操作条件.93工艺计算工艺计算.103.1 已知直接测定和在煤气发生炉试验时所获原始数据.103.2 物料衡算

5、.103.3 气化过程的热平衡计算.143.4 气化效率。.1513.5 热效率。.1524. .主主设备的设备的工艺计算及工艺计算及选型选型.16 4.1 设备选型原则 .16 4.2 设备的相关计算 .165. .附属设备的选型附属设备的选型.175.1 旋风除尘器.175.2 燃烧装置.235.3 余热锅炉的应用.246收获与体会收获与体会.267主要主要参考文献参考文献.27常压固定床煤气化工艺设计摘 要本课程设计说明书的内容为常压固定床煤气化的设计过程，包括气化炉的基本气化原理，反应器内反应过程及固定床特点和对工艺流程的确定和说明，生产条件的确定和说明，气化炉的选择以及附属设备的选型

6、等内容。进而深入了一层了解煤气化工艺，并得到化工工程设计的初步训练。本文从一定的层面上对常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程进行了简要综述。关键词关键词：常压固定床、 煤气化发生炉 、床层、 炉壁、 传热、 传质、 过程1.总论1.1 概述 20 世纪 70 年代出现的石油危机，推动了煤炭利用技术的发展，其中包括煤的气化，液化和快速热解，尤其是煤的气化研究和试验工作发展迅速。当前，西方国家对美的气化技术研究仍主要用作技术储备。中国煤炭的储量和开采都位于世界前列，煤炭的转化和合理利用，包括煤的气化，对中国无论目前和长远都具有重要意义。80 年代，美国的煤炭科学家们提出了洁净煤技术(clea

7、n coal technology)的概念，旨在解决煤直接燃烧带来的环境污染问题，同时提高煤炭的利用率。煤气化是一系列洁净煤技术中的一种，甚至被认为是最有前途的煤洁净利用技术，煤气化技术可以去除煤中存在的硫化物和氮化物，生成清洁的气体燃料，在工业领域有着极其广泛的应用。1.1.1 煤气化的基本过程煤的气化过程是一个有热效应的化学反应过程，反应物是煤和气化剂。气化剂一般为空气、氧气、水蒸气或氢气。煤和气化剂按照一定的比例，在一定温度和压力条件下发生化学反应，煤中的可燃成分转化为气体燃料，即产品煤气，灰分则以灰渣的形式出。从包含的物理化学过程来看，煤的气化过程包括以下几个阶段：干燥脱水，热解，挥发

8、分和残余固定碳的气化反应。图示为典型的煤气化工艺流程。1.2 文献综述固体燃料用气化剂进行热加工，得到可燃性气体的过程称为固体燃料的气化，又称为造气，所得的气体统称为气化煤气，用来与燃料进行气化反应的气体称为气化剂。常压固定床煤气发生炉，一般以块状无烟煤或焦煤等为原料，筛分范围为 6-50mm，用蒸汽或蒸汽与空气的混合气体作气化剂，生产以一氧化碳和氢气为主要可燃成分的气化煤气。1.2.1 煤气炉内燃料层的分层煤气炉内燃料层的分固体燃料的气化反应，按煤气炉内生产过程进行的特性分为五层，干燥层在燃料层顶部，燃料与热的煤接触，燃料中的水分得以蒸发；干馏层在干燥层下面，由于温度条件与干馏炉相似，燃料发

9、生热分解，放出挥发分及其它干馏产物变成焦炭，焦炭由干馏层转入气化层进行热化学反应；气化层煤气炉内气化过程的主要区域，燃料中的炭和气化剂在此区域发生激烈的化学反应，鉴于反应条件的不同，气化层还可以分为氧化层和还原层：（1）氧化层：碳被气化剂中的氧氧化成二氧化碳和一氧化碳，并放出大量的热量。煤气的热化学反应所需的热量靠此来维持。氧化层温度一般维持在 11001250，这决定于原料煤灰熔点的高低。（2）还原层：还原层是生成主要可燃气体的区域，二氧化碳与灼热碳起作用，进行吸热化学反应，生产可燃的一氧化碳；水蒸气与灼热碳进行吸热化学反应，生成可燃的一氧化碳和氢气，同时吸收大量的热。灰渣层气化后炉渣所形成

10、的灰层，它能预热和均匀分布自炉底进入的气化剂，并起着保护炉条和灰盘的作用。 燃料层里不同区层的高度，随燃料的种类、性质的差别和采用的气化剂、气化条件不同而异。而且，各区层之间没有明显的分界，往往是互相交错的。1.2.2 固体燃料气化反应的基本原理固定床煤气发生炉制造燃气，首先使得空气通过燃料层，碳与氧发生放热反应以提高温度。随后使蒸汽和空气混合通过燃料层，碳与蒸汽和氧气发生吸热和放热的混合反应以生成发生炉煤气。1.2.3 以空气作为气化剂的气化反应空气从炉底经过，经灰渣层预热后到达氧化层，此时气体中的氧与炽热的碳接触，发生如下反应：2C+O2=2CO+221.2kJ2CO+O2=2CO2+56

11、6.0 kJC+O2=CO2+393.8 kJ气体往上升，到还原层，气体中的 CO2与碳发生化学反应：CO2+C=2CO-172.6kJ (2-4)1.2.4 蒸汽为气化剂的气化反应水蒸汽与碳的气化反应，主要是灼热的碳将氢从其氧化物水中还原出来，在煤气生产中，通常叫作蒸汽分解。蒸汽通过高温燃料层时，最先通过的气化层称为主还原层，随后通过的气化层称为次还原层。在还原层里，主要发生如下反应：C+2H2O=CO2+2H2-90.2 kJC+H2O=CO+H2-131.4 kJ在主还原层生成的二氧化碳，在次还原层被还原成一氧化碳：C+CO2=2CO-172.6 kJ从造气阶段的化学反应原理，希望形成有

12、利于蒸汽分解和二氧化碳还原反应的条件，所以可以认为：提高气化层的厚度和温度是有利的，适当地降低蒸汽的流速也是很有利的。在碳与蒸汽的化学反应中，增加气化层厚度、降低气流速度等措施，可使得反应速度加快，又能使得一氧化碳的含量增加，提高蒸汽分解率。1.2.5 煤在带干馏段煤气发生炉内的气化反应过程2040mm 的块煤从炉顶部的加煤装置被送入炉内，并且自上而下地缓缓移动，经过干燥、干馏、气化，完成全部反应过程之后，形成炉渣从炉底排出。由空气和水蒸汽所组成的气化剂，从炉底炉篦进入炉内，自下而上地逆流而上，并且均匀分布于各反应层之间，进行热交换和一系列化学反应，所产生的煤气，从顶部煤气出口排出。在炉内自下

13、而上大致形成以下几个区段：（1）灰渣层：处于炉篦上方，经燃烧反应所形成的灰渣层，通过与鼓进的气化剂进行热交换之后，温度有所下降，既能保护炉篦使其不被烧坏，又对气化剂起到一定的预热作用。（2）氧化层：炉内气化反应过程的主要区段之一。经灰渣层预热过的气化剂，自下而上穿行，与灼热的焦炭接触反应，并放出大量的热：C+O2CO2+394.55kJ/mol炉内氧化层的温度最高，通常可达到 11001200。在氧化层内，气化剂中的氧迅速被消耗殆尽并生成 CO2，在氧化层上端截面上，CO2的生成量达到最大值。（3）还原层：还原层是两段炉内碳被气化的重要场所。在该层下部，由新生成的 CO2与水蒸气和 N2混合而

14、成的气流，36m/s 的速度向上流动，与以 1040cm/s 的速度向下移动的灼热的炭料接触反应。此时 CO2被还原成 CO，同时也有 CO 的析碳反应：CO2+C2CO-173.09kJ/mol2COC+CO2+172.2kJ/mol上述的两个反应中，CO 与 CO2之间的相互转变都是不完全的。两者的比例，由反应过程的温度压力以及体系内的气相组分浓度和其它宏观条件而定。上述反应，通常被称为空气煤气反应过程。气化剂中的水蒸气，与碳质原料发生水蒸气分解反应，并有调节炉温、保护炉篦的功能：C+H2OCO+H2-131.0kJ/mol C+2H2OCO2+2H2-88.9kJ/mol上述反应过程是吸

15、热的。反应过程所需要的热量，是来自氧化层焦炭燃烧时所释放的热。因此，高温状态下的氧化层，为还原层提供了热源。在还原层中由于一部分热量被消耗，使料层温度下降，即低于氧化层。还原层上部，继续进行 CO2 的还原反应，同时还有甲烷化反应存在，也进行 CO 的变换反应。这样，通过还原层的气体有CO、CO2、H2、CH4以及未被分解完的水蒸气和氮。氧化层和还原层，统称为气化层。通过氧化层和还原层所生成的煤气，称为气化煤气，因甲烷量少热值低也称为贫煤气，其中含有极少量的焦油和煤粒及灰尘。这部分高显热的气化煤气，上升到干馏层，为煤的低温干馏提供热源。（4）干馏层：通过气化层上升的煤气流进入干馏层。干馏层是带

16、干馏段煤气炉极具特色的反应区段。进入干馏层内的载热气体，温度约在 700以下。在此区段基本上不再产生上述的小分子间的气化反应，而是进行煤的低温干馏，生成热值较高的干馏煤气（气体组成有 H2、CH4、C2H6、C3、C4 组分和气态焦油成分） 、低温干馏焦油和半焦（半焦中的挥发份约为 710%） ，干馏煤气和雾状焦油同气化段产生的贫煤气一起从煤气炉的顶部出口引出。生成的半焦下移到气化段后进行还原与氧化反应。（5）干燥层：干馏层之上是干燥层，这一层是利用煤气的余温加热原料煤，使其温度升高蒸出水分达到干燥的目的。1.3 任务依据固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固体反应物用以实现多相反

17、应过程的一种反应器。固体物通常呈颗粒状，粒径 215mm 左右,堆积成一定高度（或厚度）的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。它与流化床反应器及移动床反应器的区别在于固体颗粒处于静止状态。固定床反应器主要用于实现气固相催化反应，如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等。用于气固相或液固相非催化反应时，床层则填装固体反应物。涓流床反应器也可归属于固定床反应器，气、液相并流向下通过床层，呈气液固相接触。1.3.1 固定床反应器分类固定床反应器有三种基本形式：轴向绝热式固定床反应器：流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器：流体沿径向流过床层，可采用离心流

18、动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。列管式固定床反应器：由多根反应管并联构成。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在 2550mm 之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固

19、定床反应器,反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。1.3.2 固定床反应器特点固定床反应器的优点是：返混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性。催化剂机械损耗小。结构简单。固定床反应器的缺点是：传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围） 。操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。 1.3.3 固定床气化法1.

20、U.G.I(Gas Integrale)法 常压下以空气及蒸汽气化块状高挥发份烟煤以间歇制取中热值煤气，意大利曾使用过。2.IFE（国家炉具公司）法 常压下以空气及蒸汽气化烟煤制取低热值燃料气，系两段炉，英国开发。3.IGI 两段法 常压下以空气及蒸汽气化烟煤制取中热值煤气，意大利于上世纪 40 年代开发。 4.Leuna（路易那）溶渣法 常压下以蒸汽与氧气化焦炭制取中热值煤气，德国 Leuna 厂开发。5.Lurgi（鲁奇）干灰法2.53.2MPa 下用蒸汽与氧使 350mm 次烟煤或褐煤气化。1936 年由德国 Lurgi 公司工业化。我国云南解放军化肥厂有 11 台捷克制的 Lurgi

21、型气化炉，炉径 2.7m，在2.0MPa 下将褐煤用纯氧加压气化。山西天脊煤化工集团则有 Lurgi 型炉在 3.0MPa 下气化块煤，炉径 3.8m，共 4 台，用于生产合成氨后加工成硝酸磷肥。太原化工公司亦有一台用于制氨，气化压力 2.5MPa，炉径 2.8m。南非 Sasol 厂共有 89 台，年处理煤3300 万吨用于生产合成油。1.3.4 常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程 常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程十分复杂。就传质来讲，不仅有气相和固相各自的本体运动，还有气固相间、固相颗粒内部向颗粒外部的传质过程。就传热而言，有气固相间、气固相与炉壁间、固相不同层面之间的各

22、种传热过程。从机理上讲，传质过程有扩散传质和对流传质，传热过程有传导、对流和辐射等方式。传热过程包括以下各个步骤： （1） 颗粒内传导； （2） 相接触的颗粒间传导； （3） 颗粒间辐射； （4） 颗粒流体间的对流； （5） 颗粒向流体的辐射； （6） 流体内传导； （7） 流体内辐射； （8） 流体混合； （9） 颗粒炉壁间传导； （10）颗粒炉壁间辐射； （11）流体炉壁间对流； （12）流体炉壁间辐射。相对来讲，传质过程就要简单的多，其原因有以下三点：（1）颗粒内扩散经常可以忽略；（2）没有向炉壁的传质；（3）没有与辐射传热相对应的传质方式。传热与传质过程可能伴随化学反应，也可能不伴随化

23、学反应。下面对常压固定床煤气化反应炉内部的传热与传质进行简单归纳。气体和固体的许多特性（如热容、粘度、传质系数等）都是温度和压力的函数，当温度变化范围较小时，可以采用平均值的方式来简化传热与传质的数学模型。但在煤气化反应炉中，温度沿床层高度的变化很大，因而必须确定各种性质与温度之间的函数关系。在简单的一维均相模型中，床层向炉壁的传热可以用总传热系数来代表。目前文献中采用的典型数值一般为 1535W/(m2K)，即 54126kJ/(m2hk)。这样的数值属于强制对流范围。也有的模型采用的数值更高一些，比如后面提到的 Biba 模型，为217kJ/(m2hk)。通过炉壁的热耗主要来自气相，也就是

24、说，由于气相在炉内的运动速率很高，故其径向有效导热系数也很高。床层向炉壁的总传热系数可以有不同的计算方法，除了选取经验值外，还可以由计算公式得到。比如用 Li 和 Finlayson 给出的公式，或者由 Hobbs 等人给出的计算公式。由于煤粒在粒度和形状上的多变性，再加上床层不同高度空隙率的不同，总传热系数很难精确地求得，现有公式计算的理论值和实验值之间的偏差达到 20%以内时便可以认为足够精确。除了总传热系数以外，气相和固相之间的传热系数也是一个很重要的参数。这一系数的计算要更困难一些，炉内气固相间传热的扰动、化学反应的存在、煤粒形状的不规则都有可能带来计算结果的偏差，有时候这种偏差甚至会

25、高达几十倍。1992 年Hobbs 等人在计算这一系数时进行了简化处理，假定沿整个床层的煤粒都是均一的。1.3.5 常压固定床煤气化反应炉对常压固定床煤气化反应炉，其气固相的运动线速度一般分别低于 3m/s 和0.1m/s，对高压常压固定床煤气化反应炉，其气固相的运动速度一般分别低于 0.3m/s和 0.15m/s。显然，气相线速度的急剧减小是因为压力的存在大大压缩了煤气化反应炉中气体的体积流速，而固相线速度的增加则是因为高压操作时煤气化反应炉的煤处理能力的增加。上面给出的线速度值仅为估计的平均线速度，实际上，气相和固相在炉内的线速度是不断变化的。影响气体运动线速度的因素有：随着反应的进行，气

26、体总量总是不断增加；压力沿床层的变化；温度沿床层的变化；床层空隙率的变化。随着气体自下而上的运动，虽然在燃烧区之后床层温度是不断降低的，但气体总量的增加、压力的降低以及床层空隙率的减小都会引起气体线速度的增加。影响固体线速度的因素有：随着固体不断失重而引起的固体质量流速的减小；床层空隙率的不断增加。从物料衡算的观点来分析，由于单位时间内流入气化反应炉和流出气化反应炉的灰分量相等，而入口处的固体物流中灰分含量仅最多占到 25%，出口处的固体物流中灰分含量却要占到 95%以上，显然入口处的固体物流的质量流量和体积流量均要大大降低，从而造成灰分区的运动线速度极低。床层空隙率是指床层空隙体积与床层总体

27、积之比。一般情况下，床层顶部的空隙率为 0.3，而底部的空隙率甚至可达 0.7。床层顶部的空隙率基本上可以由煤的堆积密度和颗粒密度求得。显然，空隙率越大，气体流动的阻力就越小，沿床层的压降就越小。常压固定床煤气化发生炉内部的传热、传质过程十分复杂。就传质来讲，不仅有气相和固相各自的本体运动，还有气固相间、固相颗粒内部向颗粒外部的传质过程。就传热而言，有气固相间、气固相与炉壁间、固相不同层面之间的各种传热过程。从机理上讲，传质过程有扩散传质和对流传质，传热过程有传导、对流和辐射等方式。2工艺流程及设计方案的确定和说明2.1 工艺流程的确定和说明将煤先送入加料器中，再送入气化炉中气化，所得产品一部

28、分送入集尘器除尘，继而将高温产品加热废热锅炉回收废热，另一部分直接进入气包，进入气包的产品一部分进入饱和器中，在此与空气、氢气和水蒸汽混合并再次进入气化炉中；一部分直接返回至气化炉中在生产；还有一部分经废热锅炉吸收完湿热后送入洗涤塔洗涤去尘。气体部分送气柜储存，所得粗煤气再进一步净化；而液渣部分被送至循环水池中除尘，洗涤后再经循环水泵送入洗涤塔进行循环使用。流程简图 富氧连续气化工艺流程图 1 自动加焦机 2 煤气发生炉 3 鼓风机 4混合器 5 灰斗 6 废锅 7 汽包 8 蒸汽过热器 9 洗气箱 10 洗气塔 11 水封2.2 气化过程的工艺条件气化过程的工艺条件对于既定的原料、设备和工艺

29、流程，为了获得质量优良的煤气，和足够高的气化强度，就必须选择最佳的气化条件。 燃料层温度 合适的燃料层温度对煤气质量、气化强度及气化热效率至关重要，发生炉煤气中的有效成分（COH2）的含量主要取决于碳的氧化与还原反应（CCO22CO）和水蒸气的分解反应【CH2O（g）COH2】上面的俩个反应均属吸热反应.而在煤气炉操作温度下,上述反应属于动力学控制区.所以提高炉温不仅有利于提高 CO 和 H2的平衡浓度,而且可以提高反应速度,增加气化强度,从而使气化炉的生产能力提高. 燃料层的运移速度和料层高度 在固定床气化过程中,整个床层高度是相对稳定的.随着加料和排灰的进行,燃料以一定速度向下移动.这个速

30、度的选择主要依据气化炉的气化强度和燃料灰分含量.在气化强度较大或燃料灰分较高时,应加快燃料层的移动速度,反之亦然. 燃料层分为灰分、氧化层、还原层和干馏干燥层,其作用各不相同,.灰层有预热气化剂和保护炉箅不致过热的作用,氧化、还原层是进行气化反应的部分,直接影响煤气的质量.干馏干燥层则既对煤气降温有对煤料预热。各层高度大致如下：灰层100300，氧化还原层约 500，干馏干燥层 300500，总之，稍高的原料层高度有利于气化过程。气化剂的消耗量和鼓风量。鼓风量适当提高，即可增大发生炉的生产能力，又有利提高煤气质量。若过大则床层阻力增加，煤气出口带出物增加，不利生产。煤气组成受气化剂消耗量影响非

31、常大，随着消耗量的增大，气化炉内 CO 和水的反应增强，使得煤气中一氧化碳的含量减少，氢气和二氧化碳的含量增加。饱和温度。在发生炉煤气生产过程中，加入蒸汽是重要的操作和调节手段。蒸汽既参加反应增加煤气中的可燃组分，过量的蒸汽又是调节床层温度重要手段。正常操作中，水蒸汽单消耗在 0.40.6（碳）之间，饱和温度 5065之间，此时的蒸汽分解率约为 60%70，发生炉的负荷变化时，饱和温度应随之改变，气化强度变高，应调高饱和温度。反之，则调低饱和温度。2.3 操作条件操作条件因工艺流程、炉型、煤种而异。某厂煤气炉的操作指标如下：炉底压力9803430ap空气流量350040003mh炉出口压力34

32、0780ap灰层厚度150300饱和温度4557火层厚度150250炉出口温度450520料层厚度4506003工艺计算用实际数据计算法进行发生炉煤气化过程计算如下：3.1 已知直接测定和在煤气发生炉试验时所获原始数据a.无烟煤的工业分析。%6 . 3%;11%;0 . 5dafdarVAWb.无烟煤的元素分析。%7 . 1)(%;0 . 1)(%;3 . 2)(%;0 . 2)(%;0 .93)(dafdafdafdafdafSwNwOwHwCwc.干发生炉煤气组成。%6 .52)(%;5 . 0)(%;5 .13)(%;5 .27)(%;17. 0)(%;0 . 0)(%;2 . 0)(%

33、;5 . 5)(242222NCHHCOSHHCOCOnmd.焦油产率（即表示煤气中几乎不带焦油，可忽略，如果煤气中带有焦油，则必0jV 须取得焦油组成）。e.带出物产率 Vt 为工作原料的 2。f.带出物的组成 %20%;80)(TTACwg.干灰渣含碳量%0 .15)(FCwh.煤气温度 500。Ci.蒸汽的饱和温度 55。C3.2 物料衡算物料衡算,以 100kg 应用基煤为计算基准。a.确定工作原料组成.1000 . 5100darAA 1000 . 510011%45.10由可燃基转变成应用基的转换系数为 8455. 0100)45.100 . 5(100100)(100ararAW

34、K由此可求得按应用基计算的原料组成为:%44. 17 . 18455. 0)()(%85. 00 . 18455. 0)()(%94. 13 . 28455. 0)()(%69. 10 . 28455. 0)()(%63.780 .938455. 0)()(KSwSwKNwNwKOwOwKHwHwKCwCwdafardafardafardafardafarb.确定干灰渣生成率.因原料中的灰分分配在带出物和灰渣中,故arTTFFAA VA V%82.1115. 022 . 045.10FTTarFAVAAV式中 灰渣生成率，%（占工业原料质量）FV 带出物产率，%（占工业原料质量）TV灰渣中灰含

35、量，kg/kg;FA带出物灰含量, kg/kg。TAc.确定干煤气产率.按碳平衡计算 242412222.4arFTgw Cw Cw CVCOCOCHC Hkgm100419)0 . 05 . 05 .275 . 5(4 .2212)6 . 177. 1 (63.783式中 干煤气产率， 煤 ；gV3100mkg原料煤含碳量， 煤 ； arw C3100mkg灰渣中的含碳量， Fw CkgkgCwF10077. 115. 082.11)(带出物的含碳量，煤； Tw CkgkgCwT1006 . 128 . 0)(、_每 1煤气中各成分含量，。2COCO4CH24C H3m3md.按氮平衡确定空

36、气消耗量。煤2 .27879. 025. 185. 0419526. 079. 025. 1/)()(2arggKNwVNV3100mkg式中 空气消耗量，煤KV3100mkg每 1干煤气中氮含量， 2ggNV3m526. 0)(2N干煤气产率，煤；gV3100mkg煤中氮含量， arw N煤kgkgNwar10085. 0)(e.确定蒸汽消耗量耗量.已知蒸汽饱和温度为 55 ,查得含湿量为 0.148kg/,故蒸汽消C3m耗量为kgkgWZ412. 0782. 2148. 0f.确定，煤气中含水分。由氢平衡得： 2242420.110.08990.111arZgarjggw HWWHH SC

37、HC HVw Hm H OV干煤气30288.0019. 4111. 0019. 4)0005. 020017. 0135. 0(0899. 0)412. 005. 0(111. 00169. 0mkg式中干煤气中含水分，Kg/煤中氢含量，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；干煤气产率，4.19 kg/kg 煤；ZWZW gVgV 焦油中含氢量，0； jw H jw H、_每 1干煤气中各成分含量。2H2H S4CH24C H3mg.确定湿煤气的产率。湿煤气产率为干

38、煤气的体积和煤气中水分体积之和。kgmOHmVVggg3233. 4)833. 00288. 01 (19. 4833. 0)(1 式中 湿煤气产率，煤；干煤气产率，煤；4.19煤；gV3m kggV3m kggV 3m kg干煤气中含水分，0.0288；0.833蒸汽密度，2gm H O2gm H O3kg m3kg mh.确定蒸汽分解率。当气化 100Kg 煤时，在煤气中有 0.0288 419=12.07kg 水分，其中=5.0Kg,热解水一般考虑煤中 50的氧转换为水, 即 arW 0.5arw O0.5 1.94=1.09kg,因此，在煤气中由送风中带入的不分解蒸汽为161812.0

39、7-(5.0+1.09)=5.98kg故分解蒸汽为 41.2-5.98=35.22kg蒸汽分解率为%852 .4122.35i.计算煤气的质量组成碳 24241220.0122.4gw CCOCOCHC HVkg20.7541901. 0)05 . 05 .275 . 5(4 .2212氢 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物料衡算符号计算结果单位工作原料组成Aar11.5%转换系数K0.8448 原料组成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% 干煤气产率Vg300m3/100煤空气消耗量V K91m3/100煤蒸汽消耗量W Z0.33/煤煤气中含水分m(H)g0.106/ m3干煤气湿煤气的产率V/g3.39m3/煤j.其他部分物料，如气化过程中通煤孔气封用的蒸汽也应计入，对气化 1

41、00Kg 无烟煤采用约 2Kg 蒸汽，这部分蒸气也成为煤气中的水分。3.3 气化过程的热平衡计算.热平衡与物料衡算一样,以 100kg 燃料为基准,按高热值进行计算.a.入方 。煤的发热量 kJQ28386501005 .283861式中 28386.5煤的高热值，煤。kJ kg煤的物理量 2Q21.088 20 1002176QkJ式中 1.088煤的比热容，;20煤的温度，kJkgC煤C气化用蒸汽和拔火孔气封用蒸汽的物理热3QQ3=(2365+55 4.176) 41.2+2748.5 2=112645.8kJ式中 2365水蒸气的潜热，；kJ kg4.176水蒸气的比热容，kJkgC27

42、48.5气封用表压水蒸气的热焓，；34kg cmkJ kg气化用空气的物理热4Q Q4=1.008 55 358.18=19857.5kJ总进入量 Q入=Q1+Q2+Q3+Q4=2838650+2176+112645.8+19857.5=2973329.3kJb.出方。干煤气发热量 kJQ2 .22805334198 .54421式中 5442.8干煤气的高热值，。3kJ m干煤气的物理热 2QkJQ287853419500374. 12式中 1.374干煤气的平均比热容，3kJmC煤气中水分的热焓量3Q蒸汽分解率79.1%质量组成W（C）55.29W（H）5.14W（O2）135.9W（N2

43、）194。8W（S）1.29煤气中蒸汽量kJ07.1424190288. 0kJQ2 .4909007.14)500975. 12365(3带出物的热焓 4QkJQ553395002837. 06 . 1340454式中 34045碳的高热值，；kJ kg式中 0.837带出物的比热容，。kJkgC灰渣的热焓 5QkJQ5 .64311400857. 082.1177. 1340455灰渣排除温度取 400，在该温度下灰渣的比热容 0.857kJkgC发生炉水套生产蒸汽所消耗的热量，6Q用直径 3.0mWG 发生炉时，水套受热面积为 32，水套受热生产的蒸汽全部被空气饱和后带入炉内，故发生炉水

44、套生产的蒸汽量可假设与气化用蒸汽量相一致，既： kJQ8 .1126452 .41)176. 45512365(6向四周散热的热损失按热量收支的差额计算。7Q气化过程的热平衡见表 521.入方热量KJ比例出方热量KJ比例原料煤发热量，1Q283865095.5干煤气发热量，1Q2280533.276.7原料煤物理量，2Q21760.07干煤气物理热，2Q2878539.68气化和拔火孔气封和煤气中水分的热焓，3Q49090.21.65用蒸汽物理热，3Q112645.83.79带出物热焓，4Q553391.86气化用空气物理热，4Q19857.50.68灰渣热焓，5Q64311.52.16水套产

45、蒸汽耗热，6Q11265563.79散热损失，7Q1235564.16合计2973329100.00合计2973329100.003.4 气化效率。1 %33.80%10028386502 .2280533%100111QQ3.5 热效率。2%82.91%10029733298 .1126452 .490902878532 .2280533%100432163212QQQQQQQQ 4.主设备的选型和计算4.1 设备选型原则1. 煤气用于工业原料或燃料时，均应按最大需要量来配备气化设备，对于需要量波动较大的用户，应有较大的裕量。2. 煤气炉的台数按所需最大煤气量来确定，单台炉的产量应按平均气化

46、强度来计算。3. 煤气发生炉应考虑备用炉，以便在检修或生产出现非正常情况时不至于影响整个生产过程。4. 每台气化炉一般应配置竖管，洗涤塔，煤气排送机，空气鼓风机等设备。5. 鼓风机的风量应按单台炉的最大瞬时风量来考虑，鼓风机应设备用。6. 洗涤塔应按最大通过气量来选择。4.2 设备选择计算假设某工厂最大用气量为 20000m3/h，以此来选择设备计算。 由已确定的工艺流程在常压固定床气化炉中选择 3M-21 型气化炉作为本次设计的主设备，考虑到用气量比较大，气化炉的直径选择 3m。主要技术参数下： 原料粒度 25-50mm；原料耗量 1400-1800kg/h；气化强度 198-254kg/（

47、m2h） ；煤气产量 （标况）5500-6500m3/h；煤气热值 5.0MJ/m3；空气耗量 4000-5100m3/h；最大风压 4kpa-6kpa；蒸汽耗量 0.3-0.5kg/kg；水套压力 0.05Mpa； 已知煤气产率 v=4.33m3/kg，气化强度平均值 q=226kg/m2h（1）气化炉直径的计算 =5.1m 则应选用两台气化炉。 24qGD22633. 4200004 式中 D-煤气炉直径，m G-最大煤气用量， -气化强度，hm /32q)/(23hmm （2）气化炉台数计算 (台) 3133. 4)23(226)03. 01 (65002)1 (21maxNFvqnVN

48、N-台数；Vmax-最大产气量，；n-煤气损耗率，取 3%；-气化强度，hm /31q；F-炉膛截面积，m2；N-备用台数，取 N=1 台hmkg2（3）空气鼓风机流量计算当气体温度为 20,绝对压力为 1pa 时，空气密度为 1.29kg/m3，C510 鼓风机在压力一定后，主要考虑风量V=833. 012737602731dPtVhm3512.114833. 035.1211001. 12737602027333. 420000782. 2V-鼓风机的设计流量，；-实际生产的空气流量，；t-实际空气温度，hm31Vhm3CP-实际生产是的绝对压力，pa；d-实际生产时的空气湿度，3/mg

49、5.附属设备的选型5.1 旋风除尘器旋风除尘器是工业中应用最广泛的一种除尘设备，尤其是在高温、高压、高含尘浓度以及强腐蚀性环境等苛刻的场合。旋风除尘器具有结构紧凑简单造价低维护方便除尘效率较高，进口气流负荷和粉尘浓度适应性强以及运行操作与管理简便等优点。但是旋风除尘器的压降一般较高，对小于 5um 的维细尘粒捕集效率不高。 5.1.1 旋风除尘器的工作原理 旋风除尘器的主要捕集力为离心力，它利用含尘气流做旋转运动时所产生的对尘粒的离心力将尘粒从气流中分离出来。由于作用在旋转气流中颗粒上的离心力是颗粒自身重力的几百、几千倍，故旋风除尘器捕集微细尘粒的能力要比重力沉降、惯性除尘等其他机械力除尘器强

50、许多。按照产生旋转气流方式的不同，旋风除尘器有许多不同的型式，但它们的工作原理都一样只是性能上有所差异以适应不同的应用场合。图 6-1-1 是一种典型的旋风除尘器结构示意图。它由切向入口、圆筒体及圆锥体形成的分离空间、净化气出口与捕集颗粒排出口等几部分组成。 旋风除尘器内的气固两相流动较为复杂，影响因素很多。气体主流型为三维双层强旋湍流，如图 6-1-2 所示。含尘气流沿切向进入除尘器，沿外壁由上向下旋转(称为外旋流)，并不断向内转变为沿轴线向上旋转(称为内旋流)，最后经排气管排出。气体向上旋转的内旋流和向下旋转的外旋流的旋转方向相同。气流中的尘粒在离心力作用下被甩向器壁，在重力和气流的带动作

51、用下沿器壁落入底部灰斗，经排尘口排出。除此而外，旋风除尘器内还有几处局部二次流。主要有：环形空间的纵向环流。在除尘器顶板下方形成一股向上向心的环流，它会将一部分已浓集在器壁出的颗粒向上带到顶板而形成一层“上灰环” ，并不时被带入排气管内从而降低分离效率排气管下口附近短路流。该处往往有较大的向心径向速度，它会带大量颗粒进入排气管，对分离效率很不利。排尘口附近的偏流进入灰斗的一部分气体从中心部位返回旋风除尘器椎体下端时，与该处高速旋转的内旋流混合，产生强烈的动量交换和湍流能量耗散，使内旋流不稳定，在下端产生“摆尾”现象，形成若干个偏心的纵向环流，容易把已浓集在器壁处的颗粒重新卷扬起来而进入向上的内

52、旋流中，这种返混也会降低分离效率。另外，器壁表面的凹凸不怕处及筒体的捕圆度等，也会产生一些局部小漩涡，将已浓集在器壁的颗粒重新卷扬起来。影响分离效率。旋风除尘器中气-粒运动状况相当复杂。尘粒不仅受离心力、曳力、重力等作用，还受到各种扩散作用及颗粒的团聚与分散，颗粒与器壁、颗粒与颗粒之间的碰撞弹跳等相互作用的影响而这些影响目前尚不能很好的预测，随机性很大，这给建立分离理论带来了很大的困难。因此，旋风除尘器的性能目前还主要依靠试验确定。5.1.2 旋风除尘器的分离原理由于旋风除尘器内气-粒运动的复杂性，迄今尚无确定反映各种影响因素的分离理论，各国学者采用不同的简化假设，提出了各种理论。主要有 2

53、类。 (1) 转圈模型 该理论认为尘粒竟如除尘器后，一面向下作螺旋运动，一面在离心效应下向器壁浮游。设颗粒在器内共转 N 圈，需时 tN；并定义凡位于排气管半径 rr 处的颗粒若能在 tN 时间内浮游到器壁，就认为该颗粒可被 100%的分离。此理论没有考虑向心径向气流对颗粒的曳带作用，而且 N 值也不易确定，故现在很少应用。 (2) 平衡轨道模型 1956 年 Barth 等提出，旋风除尘器中每个颗粒都会受到向外离心力 Fc 及向内气流曳力 Fd 的作用。当此两力平衡事，此颗粒就没有径向位移，而只是在一定半径的圆形轨道上作回转。此半径即为该颗粒的平衡轨道半径 rb。若此平衡轨道位于外侧下行流中

54、，此颗粒肯定可以 100%地被捕集；但位于内侧上行流中，则其捕集效率就不好确定。现定于内外旋流交界处，即 rb=rt 时，此颗粒的捕集效率为50%，其粒径称为切割粒径 dc50。若颗粒较细，服从 Stokes 定律，便可推出下式:50191icPSFdH 式中 i 旋风除尘器入口面积，；F2m排气管下端的排尘口的距离，m;SH在处最大切向速度，m/s;1tr5.1.3 旋风除尘器的结构型式与设计工业上最常用的旋风除尘器为 切流返转排气的 型式，由于不同的 入口结构及排尘结构，又可为螺旋顶型、旁式型、异型入口型、扩散锥体型以及通用型等。（1）螺旋顶型旋风除尘器 器顶为螺旋状板结构，这是为了消除前

55、述的“顶灰环” 。典型的有 美国 Ducon 公司的 产品，中国为 CLG 型，前苏联为 IIH 型。（2）旁式型旋风除尘器 在筒部器壁处开设一个小室使浓集在器壁的 粉尘及时进入此小室而向下排出，这也室 为了消除“顶灰环”的 不利影响。典型的 有美国 Buell公司产品，中国有 XLP 型和 B 型等。（3）异型入口型旋风除尘器 入口不是矩形截面，而是一种底部扭曲的 矩形截面。在 有弧度的 矩形通道内，这种异型截面可以消除其中的 纵向环流，从而也可消除“顶灰环” 。美国有 Catclone型，中国的 XCX 型和上海石化研究院开发的 ET 型都属于此类。（4）扩散锥体型旋风分离器 锥体是一个向

56、下渐扩的 筒体，与一般是 渐缩的 锥体刚好相反，主要是 为了防止出现锥体壁上的“下灰环” ，适用与含尘浓度高且颗粒较粗的 场合。中国称 CLK 型。（5）通用型旋风分离器 结构最简单，入口可以 是 90或 180蜗壳，也 可以 是 直切式。欧洲各国大多采用直切入口结构，美国的 Emtrol 公司和 中国石油大学开发的 PV 型都 属于此类。这五类旋风除尘器的 主要尺寸关系可参见表通用型型式螺旋顶型（Ducon型）旁式型（Buell型）异形入口型（Catclone型）扩散锥体型（CLK型）PV 型Emtron型德国英国Stairmand入口截面比24AiDKF5.5104.34.47.53.27

57、5.232.5164.510367.85排气管直径比(dtD)0.530.560.540.250.540.50.250.60.30.50.250.330.5排尘口直径比(dcD)0.240.40.40.40.50.380.40.375高径比(H1+H2)2.422.63.35533.63.33.61.253.94对于高温高浓度的 除尘场合，应力求结构简单，所以国内外的 发展趋势是 增大高径比与优化尺寸，采用异形入口型及通用型 为 多。例如 在炼油化工流化催化裂化等装置中，1985 年以前大都 用 Ducon 型及 Buell 型，现全都 改为 Catclone型、Emtron 型及 PV 型；

58、尤其是 中国产 PV 型旋风除尘器因其灵活，优化的设计技术，可适用于各种除尘过程，已在中国炼油化工行业中 占主导地位，在煤的 增压燃烧及 气化等 高温除尘领域中 也 已 开始 使用。多管式旋风除尘器的 典型结构型式对于处理量很大、分离效率又要求很高的 场合，采用上述单筒旋份除尘器时，除尘器直径会变的 很大，除尘效率要 随之降低，尤其对 10m 以下细粒的 效率下降显著。此时，常采用多 管式旋风除尘器。因为，多管除尘器中旋风管 的尺寸不变，只是 数量随气量的曾大而增多，这就解决了 放大效应问题。目前在 高温 下已获得成功应用的有立式管和 卧式多管旋风除尘器两种。立管式多管旋风除尘器 ,它由美国壳

59、牌石油公司于 20 世纪 60 年代首先开发,成功的用于炼油厂催化裂化装置的高温烟气能量回收系统中。它的核心部件是旋风管，它有两大类型，即切向进气型与轴向进气型， 20 世纪 60 年代美国壳牌石油公司开发的旋风管见,直径为 250mm，高径比约为 4,在使用发现两个 10mm20mm 的排尘方孔在停工时很容易被堵塞，导致旋风管失效。所以在 20 世纪 70 年代又推出无排尘底板的新结构。在炼油厂催化裂化装置的第三级旋风分离器内应用，可在 600650下，使净化后烟气内大于 10um 颗粒基本被除净。表 6-1-3 立管式旋风管的工业应用性能（650720）型号EPVC-IEPVC-IIPDC

60、,PSC入口粉尘浓度（）3.mg071。2约 0.50.40.5中位立径 um1822约 76.28.3出口粉尘浓度（）3.mg10um8um0.080.16350.0580.17501.7350.0280.059001.4总效率83.687.2868590水平基本除净 10um基本除净 78um 20 纪 80 年代中，中国石油大学等又开发了新的 EPVC 系列高效旋风管，其关键技术是在排气管下端装了一个已获专利的分流型芯管，并将导向叶片与排尘底板等尺寸作了优化设计。20 世纪 90 年代又发明了可以防止细灰返混锥，将它装在旋风管下端，开打成了新的 PDC 型旋风管，进入 21 世纪，又进一

61、步改进为 PSD 型，采用了更简单的开孔单锥排尘，效率与处理气量又有新的提高见图。这些新型旋风管已广泛用于炼油厂催化裂化高温烟气能量回收系统中（650720） ，它们的工业应用性能可参见表6-1-3。5.1.4 燃料锅炉及汽化用高温旋风除尘器 采用循环流化床（CFB）方式的燃煤锅炉和煤气化炉都需要高温旋风除尘器来把高温气体（8501000）中夹带的颗粒捕集下来在会送到锅炉床层中去，现在 CFB 锅炉厂用的高温旋风除尘器有蒸汽（水）冷却的通用型旋风除尘器，圆形下排气旋风除尘器，和方形旋风除尘器等。工业用 CFB 通用型旋风除尘器的典型参数见表 6-1-5.通用型旋风除尘器是上排汽，它的效率高，压

62、降也高，用于 CFB 锅炉时会带来总体布置上的一些困难。为此，中国浙江大学，华中理工大学等提出了一种圆形下排汽旋风除尘器,它能明显改善锅炉的结构布置提高系统运行安全性，而且压降较低。一般当入口汽速在 1520/时，压降为 1.031.53kPa，切割粒径大致在 15um 左右。除尘器直径2，入口烟气温度 580.入口中位粒径约为 120um，实测效率 98.方形高温旋风除尘器是由 Timo Hyppanen 等人首先提出并用于 CFB 锅炉。这种除尘器的最大有点是容易实现水冷壁，便于锅炉结构布置紧凑，造价较低，又可提高系统开停工的灵活性。浙江大学对方行上排气除尘器进行的冷态实验表明：入口气速1

63、9m/s，入口颗粒平均粒径 167um，浓度 2kg/m 时，冷态效率可达 99.国外已在1898MW CFB 锅炉上应用。中国清华大学与四川锅炉厂合作设计的 75th1 带有方形上排气旋风除尘器的 CFB 锅炉已于 1996 年投运。5.1.5 高温旋风除尘器的耐磨衬里 高温旋风除尘器一般都在内壁衬有耐磨衬里层，越厚 2025mm，见图 6-1-13.若为外置式旋风除尘器，则应为保温加耐磨的双层衬里，总厚 100120mm，见图 6-1-14.表 6-1-5 CFB 通用型旋风除尘器典型参数入口浓度0.55kgm粒径范围11,000um锅炉输入量MW677512420721123023432

64、7396422除尘器个数2212222224通体直径m34.17.276.76.86.777.37.1每台除尘器量（850c 下，10）（mh）0.1750.190.540.550.550.60.610.851.030.55入口气速（ms）43252325272930384324压降kPa0.981.96由于旋风除尘器内气速高，颗粒量多，磨损严重，故常用的耐磨衬里为磷酸铝刚玉型，它的骨料是电熔白刚玉，交结剂是耐火水泥和磨细的氢氧化铝。为了使耐磨衬里能牢固的附着在器壁上，不至于在热膨胀冷缩时脱落，常用龟甲网骨架，焊牢在器壁上。在小型除尘器内，为制造方便，也可采用无龟甲网的耐磨衬里，此时应在衬里料

65、内加入钢纤维的 1.52（质量分数）以及电熔氧化镁细粉越 1.41.6作为促凝剂。钢纤维直径 0.30.5mm，长 19mm，呈波形，可用 1Cr13 或 1Cr18Ni9。国外典型的高温耐磨衬里材料为 RescoAA-22,国内也发展了许多类型的牌号，如 JA-95 等。对衬里的性能要求见表 6-1-6，表 6-1-6 对衬里的性能要求耐磨层隔热层项目热处理温度体积密度（kgm-1）110540815烧后抗压强度MPa110540815烧后抗折强度MPa110540815烧后线变化率81500.200.2（540）热导率（Wm-1K-1）5401.251.4511.250.81.00.30.

66、40.250.350.20.35.2 燃烧装置5.2.1 燃烧装置的选择要求用来实现燃料燃烧过程的 装置称为燃烧装置，对于火焰加热炉而言，燃烧装置 是工业炉不可缺少的关键设备（或部件） ，通过燃烧装置使燃料充分燃烧，像炉内供热，以此保证工业炉的操作工况符合工艺条件及经济合理的 要求。燃烧装置的 选择应符合以下要求：有足够的 燃烧能力，保证炉子满负荷及超出一定负荷的 条件下能充分达到完全燃烧。燃烧器能力应为炉子额定能力 的 1.11.25 倍。燃烧生产的火焰有良好的 铺展性，火焰有 一定的形状方向及刚性以负荷炉型的 要求。燃烧过程稳定，能给炉子连续供热，并有一定的调节比。对气体燃烧器要求调节比为 5:1，液体燃烧器为 3:1.结构简单，牢固，使用维修方便，能保证安全并符合环保要求。 由于燃料种类分为固体、液体、气体三大类别，其燃烧过程不同，因而燃烧装置的结构也各不相同。固体燃料（煤） ，液体燃料（油） ，气体燃料（煤气，天然气等）的 燃烧装置（或称燃烧设备，对液体，气体称燃烧器）的 种类、特点及选型原则简介如下。5.2.2 固体燃料燃烧装置（块没层状燃烧的燃烧装置）块煤在炉箅上保持一定的