Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
Предоплата всего
Подписываем
3.1.3.1.Сравнительный анализ методов определения реакционной способности металлургического кокса и их аппаратурного оформления
Испытания углеродистых материалов на реакционную способность проводятся уже в течение нескольких десятков лет, однако до сих пор нет достаточно разработанной на научной основе единой методики. Поскольку в настоящее время существует много методов прямой или косвенной оценки химической активности углеродистых материалов, цифровые значения, полученные применением того или иного метода, носят относительный характер и в ряде случаев не представляется возможным сопоставить результаты исследований, полученных разными авторами.
В ряде работ даётся критический анализ различных методов определения реакционной способности углеродистых материалов и произведена их классификация на группы:
1) методы, основанные на определении потери веса углеродистого материала в результате химического взаимодействия его с реагирующим газом;
2) методы, основанные на анализе состава газообразных продуктов реакций углерода с газами;
3) метод, по которому отмечается момент начала реакции;
4)косвенные методы, которые тем или иным образом отражают реакционную способность углеродистого материала.
Имеется вполне определенная связь между реакционной способностью и физическими, электрическими, тепловыми, механическими и другими свойствами углеродистого материала, обусловленными его природой, а именно: молекулярной структурой, дисперсной структурой и примесями (H , O , S , N металлами и т.д.). На этом основании многие исследователи считают возможным путём определения сравнительно легко измеряемых свойств углеродистых материалов получить представления об их структуре и химической активности. Хотя методы третьей и четвертой групп отличаются простотой, хорошей воспроизводимостью результатов экпеpиментов и требуют значительно меньших затрат времени, чем непосредственное определение реакционной способности, они не могут считаться научно обоснованными. Все непрямые методы дают косвенную, а не истинную оценку химической активности коксов. Поэтому эти методы для характеристики реакционных свойств не нашли признания.
Наибольшее распространение для оценки реакционной способности углеродистых материалов получили методы первой и второй групп.
При этом среди исследователей, которые применяют эти методы, нет единого мнения относительно того, какой метод позволяет получать наиболее достоверные результаты.
В принципе со стехиометрией протекающих реакций оба метода должны давать одинаковые результаты в пределах погрешности эксперимента.
С точки зрения соблюдения необходимых условий проведения эксперимента многие из методов первой и второй групп не выдерживают критики. Так, в принятой в качестве ГОСТа стандартной методике определения реакционной способности металлургических коксов по отношению с СО2 (ГОСТ 10089-84, введенного почти без изменения вместо ГОСТ 10089-73), основанной на определении состава продуктов реакции, не обеспечиваются чисто кинетическая область и изотермический режим реагирования и не учитывается тормозящее влияние продуктов реакции.
На основании сказанного выше можно сформулировать основные требования, которым должна удовлетворять методика определения реакционной способности коксов:
1) высокая степень точности;
2) безусловная воспроизводимость опытов;
3) быстрота определения;
4) полученные показатели должны характеризовать истинную реакционную способность кокса;
5) в зависимости от реакционной способности исследуемого кокса оптимальные условия проведения эксперимента должны обеспечивать протекание реакции в чисто кинетической или близко к ней области реагирования, а также устранять неизотеpмичность и тормозящее влияние продуктов реакции.
Для повышения точности и воспроизводимости определения в схеме экспериментальной установки необходимо предусматривать подогрев и тщательную очистку реагирующего и инертного газов от примесей, достаточно высокую точность измерения и регулирования температуры, а также скорости газовых потоков.
Реакционная способность твердых углеродистых материалов зависит от конечной температуры, при которой они были получены. В связи с этим для устранения возможности протекания в ходе опыта процессов термической деструкции и структурных изменений вещества коксы перед исследованием их реакционной способности должны быть предварительно прокалены при температуре не ниже наиболее высокой температуры опыта.
С точки зрения быстроты проведения эксперимента, а также получения в результате одного опыта зависимости реакционной способности от степени угара кокса можно применять методику либо непрерывного взвешивания образца, либо непрерывного анализа состава продуктов реакции в течение всего опыта. Вследствие простоты реакционной системы применение метода газового анализа предпочтительнее. При изучении реакции углерода с газами необходимо учитывать изменение реакционной способности углеродистого материала в процессе реагирования. Однако, даже в настоящее время, спустя несколько десятилетий после открытия закона внутреннего реагирования, во многих работах, где применяется вышеупомянутая методика ГОСТ 10089-84, влияние угара на реакционную способность углеродистых материалов не учитывается.
Многие исследователи, наблюдая в своих экспериментах изменение скорости реакции углерода с газами, не учитывают этот факт при выборе параметров, характеризующих реакционную способность углеродистых материалов. Так, в работе о реакционной способности углерода судят по величине тангенса угла наклона прямолинейного участка кривой зависимости потери веса образца от продолжительности реагирования во времени.
Рядом исследователей установлено, что с возрастанием угара скорость газификации углерода с СО2 увеличивается, достигает максимума и затем падает. В связи с этим в качестве параметра реакционной способности углеродистого материала предлагается использовать максимальное значение скорости газификации, отнесенное или к поверхности, определенной низкотемпературной адсорбцией азота или к весу образца в момент реагирования, соответствующей этому максимуму. Заслуживают внимания исследования, в которых предлагается оценивать реакционную способность углеродистых материалов по отношению к СО2 по их удельной химической и интегральной химической активности. При этом под удельной химической активностью понимается активность кокса, отнесенная к его удельной поверхности.
Несмотря на несомненные достоинства этой методики, необходимо, однако, отметить, что в условиях проведения химической реакции углерода с газами нельзя отождествлять величину удельной поверхности, определяемую низкотемпературной адсорбцией газов, с величиной реакционной поверхности, фактически участвующей в процессе реагирования. С другой стороны, следует также отметить, что до сих пор нет методики прямого определения истинной реакционной поверхности твердого углеродистого вещества.
Для использования предложена усовершенствованная методика определения реакционной способности углеродистых материалов по отношению к СО2 в проточной реакционной системе, основанная на непрерывном определении состава газообразных продуктов реакции при помощи оптико-акустических газоанализаторов с последующим расчетом зависимости угара углерода от продолжительности реагирования. В этой работе реакционная способность кокса по отношению к СО2 оценивается тремя параметрами: предэкспонентой кажущейся константой скорости (при угаре равном нулю) в уравнении Аррениуса, кажущейся энергией активации и коэффициентом, характеризующим скорость изменения кажущейся константы скорости реакции от угара. По первым двум кинетическим параметрам можно рассчитывать начальную кажущуюся константу скорости для различных температур реагирования, а с помощью третьего - величину кажущейся константы скорости при любом угаре кокса. Все параметры, характеризующие реакционную способность коксов, определяются непосредственно из экспериментальных данных, и при этом нет необходимости в измерении как удельной, так и реакционной поверхности коксов.
Очевидно, применение непрерывных проточных или проточно-циркуляционных методов, широко используемых в гетерогенном катализе, не решит полностью проблему неизотермичности в экзотермических реакциях горения углерода. Наиболее полно требованиям изотермичности в кинетических экспериментах удовлетворяют применяемые в катализе так называемые импульсные методы, высокая чувствительность, экспрессность, практически идеальная изотермичность и другие достоинства которых в сочетании с применением электронно-вычислительной техники позволяют значительно повысить эффективность и качество кинетических исследований.
Импульсный метод представляет собой использование микрореактора Эммета, заполненного исследуемым катализаторам или коксом в схеме с обычным хроматографом. Через систему непрерывно продувается инертный газ-носитель (например, гелий). Периодически в микрореактор через кран - дозатор хроматографа вводится небольшой (узкий) импульс газового реагента. Компоненты реакционной смеси потоком газа - носителя вносятся в разделительную колонку и, пройдя через детектор, регистрируются потенциометром хроматографа в виде пиков.
Проведение реакций в импульсном микрореакторе с прерывной подачей небольших доз реагента в поток инертного газа - носителя позволяет существенно понизить или полностью устранить влияние различных градиентов, и прежде всего неизотермичности, присущих проточным методам. Благодаря этому импульсный метод чрезвычайно эффективен и практически незаменим при исследованиях кинетики быстропротекающих реакций, особенно реакций, протекающих с большим тепловым эффектом.
3.1.3.2. Методика определения реакционной способности металлургического кокса по отношению к СО2
При обосновании методики определения реакционной способности металлургического кокса по отношению к СО2 исходили из условий протекания реакции С + СО2 в кинетической области реагирования с учётом ликвидации неизотермичности процесса и создания стационарного режима.
Неизотеpмичность вызывается разницей между температурами реагирующего газа и твёрдого тела, внешней поверхностью и центра частицы, стенки реактора и его центра, газа на входе и выходе из зоны реагирования, а также тепловыми эффектами.
Изотермический процесс реагирования С + СО2 возможен при небольшой загрузке и повышенной скорости газового потока. Для таких условий рекомендуются следующие оптимальные соотношения размеров реакционной трубки dтр и частиц зернистого материала dч: 6 < dтр / dч < 20.
Перечисленным условиям проведения процесса реагирования соответствуют указанные выше импульсные методы.
3.1.3.3. Схема экспериментальной установки для определения реакционной способности кокса
Основным узлом установки (рисунок Г) является кварцевый микро-реактор 9, включённый последовательно в схему хроматографа ЛХМ-8 МД. Газ-носитель (гелий) из баллона через стандартный баллонный редуктор под давлением 0,5 МПа подается на вход блока подготовки газов, где, пройдя через фильтр 1 и регулятор давления 2, разделяется на два потока, в каждом из которых имеются элементы регулирования и стабилизации расходов 3,4. Затем газ-носитель через выходные штуцеры обоих каналов блока подготовки газов и внешние соединительные газопроводы поступает на промежуточную панель блока анализатора.
Один из газовых потоков поступает в узел ввода пробы - испарителя, откуда попадает в сравнительную хроматографическую колонку 12 длиной 0,6 м, заполненную активированным углем марки КД. После колонки газ-носитель подается в детектор по теплопроводности 13 и затем выбрасывается из системы.
Другой поток газа - носителя предварительно проходит через кран дозатор 8 для ввода газообразной пробы, поступает в микро-реактор 9, после которого идет в разделительную хроматографическую колонку 11 и затем в детектор по теплопроводности 13.
Расход газа - носителя в обоих газовых каналах поддерживается одинаковым и проверяется пенным расходомером на выходе (после детектора).
Реакционный газ (СО2 ) из баллона, пройдя блок подготовки газов через регуляторы давления и расхода 6, поступает в фильтр 7, где освобождался от примесей и влаги, после чего поступает в кран - дозатор 8.
Из крана - дозатора с объёмом петли 1мл СО2 подается импульсом в поток газа - носителя и вместе с ним поступает в микро-реактор 9 с навеской (0,5 г) исследуемого кокса. Давление на входе в микро реактор замеряется с помощью образцового манометра с пределом измерения 0 – 0,16 МПа. Нагрев микро-реактора осуществляется с помощью электрической печи 10.
Температура наружной стенки микро-реактора замеряется образцовым потенциометром ПП-63 с термопарой типа ТПП и регулируется ЛАТP-ом.
Колебания температуры в реакторе поддерживаются на уровне 0,5 0С.
Продукты реакции (СО и СО2) после микро-реактора вместе с газом-носителем подаются на разделительную хроматографическую колонку 11 длиной 0,6 м, заполненную активированным углем марки КД, после чего проходят через детектор по теплопроводности. Результаты хроматографического анализа реакционной смеси регистрируются на самопишущем потенциометре хроматографа.
Для получения на данной установке достоверных результатов были проведены специальные исследования по подбору оптимальных условий экспериментов по определению реакционной способности кокса, при которых соблюдается полная изотермичность процесса реагирования углерода кокса с СО2 .
В результате этих исследований было установлено, что процесс химического реагирования кокса с диоксидом углерода в пределах температур 900 - 1050 0С протекает в области, близкой к чисто кинетической при следующих условиях:
внутренний диаметр реактора, мм . . . . . 8,0;
величина навески кокса, кг . . . . . . . . . . .0,005;
размер частиц кокса, мм . . . . . . . . . . . . 0,25;
время контакта СО2 с коксом, с . . . . . . . 0,1.-.0,4
Также установлено, что изменение объёма импульса СО2 (от 0,5 до 1 мл), начальной концентрации реагирующего газа (от 60 до 100% объёмных) и числа импульсов СО2 (до 20) не влияют на значение констант скоростей исследуемой реакции при температурах определения в пределах 950.-.1050оС
При обработке экспериментальных данных реакционной способности металлургического кокса по отношению к диоксиду углерода была принята следующая схема химического взаимодействия:
С + СО2 2СО (5)
Применительно к реакторам идеального вытеснения для принятой схемы основное дифференциальное уравнение этой реакции будет:
dxd = KCco2 (6)
где x - степень превращения СО2 относительно общего числа молей исходной газовой смеси;
- время контакта, с;
K - константа скорости реакции, характеризующая реакционную способность кокса;
Ссо2 - объёмная доля СО2 в газах реакции.
Применительно к рассматриваемому методу степень превращения вычислялась на основании предположения, что количество исходной реакционной смеси равно одному молю. При этом газы реакции содержат (С со2 - x) молей СО2 , два моля СО и (1 - С со2 ) молей инертного газа, где С со2 - объёмная доля СО2 в исходной реакционной газовой смеси (начальная концентрация СО2). В этом случае общее количество продуктов реакции составляет (1 + x) молей и концентрации СО2 и СО в этих продуктах соответственно равны:
Ссо2 = С со2 - x / (1 + x) ; Ссо = 2x /(1 + x) . (7)
Разделим одно уравнение на другое, находим, что:
x = Ссо С со2 (Ссо + 2Ссо2) (8)
Подставив в основное дифференциальное уравнение рассматриваемой реакции вместо концентрации Ссо2 её значение через степень превращения x находим окончательное уравнение данного процесса
dx d = K [( C co2 - x) (1 + x)] (9)
Решение этого уравнения при квазистационарном режиме и начальных условиях при = 0 и x = 0 относительно К имеет вид:
К =2 [(1 + C co2 )ln C co2 (C co2 - x) - x] (10)
При Cco2 = 1 последнее уравнение будет иметь следующий вид:
K = 2 ln [1 /(1 - x) - x] , (11)
(Pв + Pм)(То + Тв) gк (То + Тp) Pв Vco2 *к (12)
где Pв - давление атмосферного воздуха, замеряемое барометром-анероидом, кПа;
Pм - избыточное давление, регистрируемое манометром, кПа;
То - абсолютная температура при нормальных условиях, равная 273,15 К;
Тв - температура наружного воздуха, К;
Тp - температура реагирования, К;
gк - навеска пробы кокса, кг;
Vco2- объёмная скорость СО2 , м 3 / с;
к - плотность кокса, кг/м 3;
x - степень превращения.
Степень превращения x для данной установки определялась по площадям пиков для СО и СО2 , получаемых при регистрации концентраций этих компонентов в продуктах реакции на самопишущем потенциометре хроматографа, т.е.
х kcoSco kcoSco 2Sco2 (13)
где kco - хроматографический коэффициент для СО относительно реагирующего СО2
Sco, Sco2 - соответственно площади пиков для СО и СО2 , рассчитанные по методу треугольников .
Эксперименты на установке проводились при температурах реагирования 950, 1000, 1050 0 С. При каждой температуре опыт повторяли три раза, находились средние значения результатов опытов, после чего рассчитывались константы скорости реакции K, размерность которых выражалась в 1/с. Значения вычисленных констант использовались в дальнейшем для определения предэкспоненциального множителя (Ko) и энергии активации (Е) по уравнению Аррениуса
K = Ko * e (-E / RT ) . (14)
Все вычисления проводились на ЭВМ.
Время определения реакционной способности одной пробы кокса на импульсной установке вместе с подготовкой пробы и всеми последующими вычислениями составляло 1,0 – 1,2 часа вместо 4-х часов по стандартной методике.
Результаты, полученные на импульсной установке при оптимальных условиях сравнивались с результатами показателей реакционной способности металлургического кокса, полученными по стандартной методике (ГОСТ 10089-84). На обеих установках анализировался один и тот же кокс. Было проведено пять параллельных определений, результаты средних значений которых представлены на графике рисунок Г.
Из приведенного графика зависимости ln K - 1/T видно, что при определении PСК на импульсной установке значения константы скорости реакции получаются близкие друг к другу и все экспериментальные точки (темные) на графике почти точно ложатся на прямую, являющуюся прямой Аррениуса.
Что касается стандартного метода определения PСК, то здесь наблюдаются (см. рисунок Д) значительные отклонения точек (светлых) от прямой .
Статистическая обработка экспериментальных данных показала, что отклонение от средних значений (Sст.) составляет для стандартного метода по показателю константы скорости реакции 0,456 и для энергии активации 35,56; для импульсного метода это отклонение соответственно составляет 0,198 и 12,53.
На основании полученных результатов по сравнению обоих методов определения реакционной способности металлургического кокса можно сделать следующие выводы:
1. Импульсный метод определения PСК обладает несомненными преимуществами перед остальными и удовлетворяет всем современным требованиям, которым должна соответствовать методика определения реакционной способности углерода кокса с активными газами.
2. По сравнению со стандартным методом импульсный метод позволяет значительно быстрее (в 3-4 раза) и с более высокой точностью определять PСК при угаре кокса при реагировании, практически равном нулю, что позволяет получить истинную характеристику химической активности кокса по отношению к СО во всем диапазоне значений температур реагирования.
3. Перечисленные достоинства данной установки дают возможность расширить диапазон исследований по изучению зависимостей реакционной способности кокса от различных факторов.
5.3.1.1. Печь системы Копперса
В печах Копперса каждый вертикал представляет собой отдельную самостоятельную топку, что является высшим достижением техники коксовых печей в своё время. Появилась возможность регулировать горение в каждом вертикале. Остановимся на этом подробнее, ибо методы регулирования горения в вертикалах, предложенные в системе печей Копперса в основном сохранились до сих пор. Регулировка сводилась к изменению подачи газа, воздуха и к изменению тяги: а) можно изменять давление газа в общем газопроводе;
б) можно изменять отдельно давление газа по сторонам батареи (к.с. и м.с.), т.к. два газопровода;
в) можно регулировать подачу газа во весь простенок (установка диафрагмы у газового отверстия);
г) можно изменять количество подаваемого газа в каждый отдельный вертикал путем установки горелок в корнюрном канале (при обогреве коксовым газом).
Воздух
Подача воздуха регулируется тягой:
а) при изменении подачи газа по всей батарее, регулируют подачу воздуха шибером дымовой трубы;
б) по сторонам – шибером боковых боровов;
в) по простенку – установкой крышек на воздушных клапанах и поворотом шибера «бабочки» на нисходящем потоке. Тяга по простенку должна быть одинакова.
г) можно регулировать подачу воздуха в каждом вертикале с помощью регистровых кирпичей, расположенных в устье вертикала (вверху).
Точность регулирования тяги в вертикале устанавливали:
а) предварительно – по пламени: мало воздуха - пламя темное с темными полосами копоти; много воздуха – резко очерченные границы пламени и пламя внизу; нормально – пламя заполняет почти весь вертикал, нет копоти и резких границ;
б) точно – по газовому анализу продуктов горения (при нормальном горении нет СО и содержание О2 более 2 %.
Расстановка регистров в печах Копперса.
Чем ближе к трубе, тем больше тяга. Рассмотрим расстановку на восходящем потоке на машинной стороне (м.с.). В средние вертикалы пойдет больше воздуха, т.к. тут тяга больше. Значит надо регистры средних вертикалов закрывать больше на восходящем потоке. На нисходящем потоке надо бы делать наоборот – средние открывать больше, а крайние меньше (но ведь через 20 минут – это будет восходящий поток). Значит или надо передвигать регистры или ориентироваться на ненормальную работу или на нисходящем потоке, или на восходящем потоке.
Так как 80 % тепла подается на восходящем потоке, то расставляют регистры так, чтобы к середине простенка вертикалы были прикрыты больше, чем к краю простенка. Т.о., на нисходящем потоке вертикалы работают ненормально. По такому же принципу калибруются отверстия у решетки регенератора.
Преимущества печей Копперса:
1. Большая производительность.
2. Простота регулирования и обслуживания.
3. Небольшой расход тепла на коксование.
4. Просты для подстройки, ремонта, не дороги (пекококсовые печи).
Недостатки печей Копперса:
1.Неравномерный обогрев по высоте камеры (особенно на коксовом газе), высокая температура низа и высокая температура подсводового пространства.
2. Верхний сборный канал большой, не имеет распорных кирпичей, что ослабляет кладку печей, способствует подсосам.
5.3.1.2. Печи системы Штилля
Существенный недостаток печей Коппреса – неравномерность обогрева по высоте – К. Штилль предложил ликвидировать методом ступенчатой подачи воздуха в вертикалы. Принципиально оставив ту же схему обогрева, что и у печей Копперса (т.е. м.с. – восходящий поток, а к.с. – нисходящий поток и наоборот). Штилль осуществил подачу воздуха не сразу в вертикал, а сначала в коллектор в распорной стенке вертикала, а затем через специальные отводы, расположенные на разной высоте стенки. Этот метод удлинения факела горения позволил увеличить высоту камеры коксования до 6 м.
Однако эти печи имеют следующие недостатки:
1. на доменном – газе перегрев верха;
2. большое сопротивление отопительной системы;
3. сохранен большой верхний горизонтальный канал;
4. сложная конфигурация и кладка печей.
5.3.1.3. Печи системы Вилпутта
Конструкция отопительного простенка современных печей Вилпутта представляет собой сдвоенную конструкцию печей Копперса старого типа. При такой конструкции простенка представляется возможным строить современные большегрузные печи при наличии верхнего сборного горизонтального канала небольшого размера.
Отличительной особенностью печей системы Вилпутт является так же применение разновысоких газовых горелок, т.е. расположенных на различной высоте над подом обогревательного канала. Подобным расположением газовых горелок обеспечивается равномерный обогрев коксового пирога по высоте.
Достоинства: 1. Герметичность; 2. Малая поверхность опасных стенок.
Недостатки: как у печей Копперса старой конструкции.
5.3.2.1.Печи системы Копперса с парными вертикалами
Печи этой системы впервые были построены в 1922 году в Рурской области. Особенности конструкции состоят в том, что при различных тепловых нагрузках, т.е. при подводе большего или меньшего количества отопительного газа, происходит саморегулирование объема засасываемого потока продуктов сгорания при этом происходит выравнивание теплоотдачи. Этим достигается большая равномерность обогрева. Сопряжено работающие регенераторы (т.е. работающие на восходящем и нисходящем потоках в одну кантовку) расположены на одной оси. Кроме того, количество воздуха, поступающего в насадку регенератора, регулируется по длине его изменением свободного сечения колосниковой решетки подового канала регенератора. Сечение отверстий колосников уменьшается к середине батареи. Это сделано для того, чтобы большее количество газа и воздуха поступало к головкам печи.
Преимущества: 1. Равномерный обогрев;
2. Нет горизонтального сборного канала;
3. Малая площадь раздела разноименных потоков.
Недостатки: 1. Трудность регулирования в зоне крестовины;
2.Требуется высокая точность кладки в зоне крестовины.
5.3.2.2.Печи системы ПВР-39
В этих печах удачно решена система подвода газа и воздуха и отвода продуктов горения – исключены «ножницы» и заменены отдельными косыми ходами небольшого размера, что позволяет более массивно выполнить кладку косых ходов.
Характерной особенностью является схема рециркуляции газов в простенке «по змейке». Рециркуляционные окна находятся между 2 и 3; 4 и 5 и т.д. вертикалами, т.е. между несопряженными вертикалами.
Такая схема рециркуляции «по змейке» приводила к неравномерности давления по длине простенка (особенно при отоплении доменным газом), что вызывало затруднения в регулировании, обусловленное гидравлической спецификой рециркуляции «по змейке». Чтобы объяснить это рассмотрим движение газа «по змейке» подробнее.
Составив простейший материальный баланс легко убедиться, что для осуществления такого движения в косые ходы должно уходить в начале «змейки» уменьшенное, а в конце – увеличенное количество продуктов горения. Это должно обеспечиваться увеличением давления в вертикалах по ходу «змейки» за счет использования кинетической энергии струй газа. Этого можно достичь подбором соответствующих горелок. А так как направление газа, воздуха и продуктов горения через кантовку меняется, то регулировка была затруднена.
5.3.2.3.Печи системы ПВР-46
Для того чтобы облегчить регулировку подачи газа и герметизацию корнюрной зоны была принята схема движения газов с попарным чередованием вертикалов. В этом случае на горении одновременно находились вертикалы 1, 4, 5, 8, 9, 12, 13 и т.д. в одну кантовку, а в другую – 2, 3, 6, 7, 10, 11 и т.д.
Исследования распределения температур и газовых потоков по длине регенератов показало, что такая схема движения газов в простенках заметно ухудшает омывание насадки регенераторов из-за концентрации косых ходов группами, а, следовательно, неравномерное распределение газов по сечению насадки. Поэтому от схемы с попарным горением пришлось отказаться и вернуться к схеме горения через один вертикал, обеспечивающей более равномерное омывание регенераторов. Из этих соображений в следующей модификации ПВР-51 вернулись к схеме обогрева печей ПВР-39. ПВР-51 отличались от ПВР-39 в основном тем, что в них отсутствовало рециркуляционное окно на стыке машинной и коксовой сторон, т.е. предусматривалось разделение простенка на два самостоятельных полупростенка с движением газов «по змейке».
5.3.2.4. Печи ПВР современной конструкции
Печи этих систем отличаются от печей системы ПВР-51 только расположением рециркуляционных окон. В этой конструкции печей рециркуляция осуществляется лишь внутри замкнутых пар вертикалов. Все остальные изменения носят конструктивный характер и к схеме движения газов не относятся.
Толщина перекрытия печей была уменьшена до 1036 мм. Уменьшена высота насадки регенераторов, изменена конструкция косых ходов и т.д.
5.3.2.5. Печи Чижевского и Нагорского
Сущностью этих печей является предложенная ими конструкция отопительных простенков для максимального увеличения степени рециркуляции. В ранее рассмотренных печах степень рециркуляции составляет: Vпгрец/Vпгуход = 20 – 40 %.
Авторы предложили разместить верхние перевальные окна и нижние рециркуляционные окна во всех разделительных перегородках между вертикалами. Максимальное увеличение степени рециркуляции, по мнению авторов, должно было обеспечить сокращение периода коксования до 10 часов.
За счет такого изменения степень рециркуляции составила90 – 105%. Высокая степень рециркуляции и её двусторонность обусловили специфический внешний вид факела: спокойный и непрозрачный даже при высоких коэффициентах избытка воздуха. В результате этого наблюдается перегрев верха на 40 – 50 0С, по сравнению с контрольными печами. Перегрев привел к повышению расхода тепла на 6%.
Последующая практика работы печей с парными вертикалами показала целесообразность не максимальной, а регулируемой рециркуляции.
На основании выше рассмотренных конструкций пришли к оптимальным условиям обогрева коксовых печей. Создание современных печей является крупным достижением, т.к. их конструкции разработаны на основе твердых теоретических предпосылок, касающихся вопросов организации горения в отопительных каналах.
Из зарубежных конструкций наибольший интерес представляет печь Колена.
5.3.2.6. Печи акционерного общества Ф.И. Коллен в Дортмунде
В этих печах применена разновидность обогревательной системы из парных вертикалов с переменным обогревом сверху вниз и снизу вверх. Отличительным признаком этой конструкции печей является одновременное горение во всех вертикалах одного отопительного простенка.
Достоинства печей ПВР: 1. Хорошая равномерность обогрева по высоте
2. Малое гидравлическое сопротивление
3. Общность отопительной системы батареи
4. Меньший расход тепла на коксование
5. Высокая прочность кокса
6. Устойчивость гидравлического режима
Недостатки: 1. Много опасных стенок в регенераторах
5.3.3.1.Конструкция печей ПК
Конструкция печей ПК в 1921 году запатентованы в США. Печи этой системы строили в США – фирма Копперс, в Европе – фирма Дистикок и Вудам-Декхем. Простота конструкции и достаточное по тому времени техническое совершенство печей Беккера обеспечили им широкое применение в США и Европе.
В бывшем СССР строительство печей Беккера началось в 1930 году когда была приобретена техническая документация у фирмы Копперс, т.к. огнеупоры для первых печей поставляла немецкая фирма Г.Копперс, то ею и была произведена переработка («нормализация») чертежей американской фирмы. По этим чертежам были построены первые батареи печей Беккера в СССР. После переработки, выполненной Гипрококсом в 1932-33 годах, печи стали называться печами Беккера - Гипрококса 1-ой нормализации.
При этой и всех последующих модификациях печей с перекидными каналами было предложено много новых конструктивных решений отдельных узлов, однако общая схема движения газовых потоков оставалась неизменной.
Конструкция печей Беккера имеет ряд положительных сторон:
1. Простота теплотехнической схемы;
2. Удачное сочетание регенераторов (чередование потоков через 4);
3. Простота конструкции корнюрной зоны и небольшая длина косых ходов.
Однако старым конструкциям печей Беккера были присущи и существенные недостатки: 1. Неравномерный нагрев по высоте. Разница между верхом и низом коксового пирога составляла 350 – 400 0С (верх хуже грелся). Кокс получается неравномерным по крупности, и период коксования затягивается до 16,5 – 17 часов.
2. В печах старой конструкции сборный горизонтальный канал приходился как раз на уровне подсводового пространства. Кроме того, из-за прососов продукты горения поступали из перекидного канала в подсводовое пространство. Это приводило к перегреву подсводового пространства и заграфичиванию и к ухудшению качества химических продуктов коксования.
3. Была большая толщина простеночного кирпича между камерами и вертикалами (140 мм), что заставляло держать температуру в вертикалах на 60 – 80 0С или увеличивать период коксования на 1,5 – 2 часа.
4. Большое гидравлическое сопротивление (бананы, регистры, перекидной канал), поэтому необходима большая тяга. Это причина больших перетоков газов в системе с восходящего потока в нисходящий поток.
5. Неудовлетворительная конструкция корнюрных кирпичей (он состоит из двух половин). Из-за этого низкая плотность, и газ, попадая в регенераторы, оплавляет насадку.
6. Неудовлетворительно решен вопрос о месте выхода газа из горелки.
7. Большая затрата огнеупорного материала, следовательно большие капиталовложения. Расход на 1 печь Беккера составляет 183 т, вместо 165 т на 1 печь ПВР. Много фасонов 544.
В связи с этим встали задачи: 1. Как-то надо было вытянуть факел в простенке батареи.
2. Надо избежать перегрева подсводового пространства
3. Надо было отказаться от трехступенчатой стенки за счет этого уменьшить её толщину.
Для ликвидации недостатков старых печей Беккера и решения поставленных задач Гипрококс последовательно провел ряд нормализаций кладки этой системы.
I – нормализация (1932 – 33 гг): 1. Снизили высоту горизонтального канала для уменьшения перегрева подсводового пространства
2. Уменьшили число фасонов с 544 до 380.
II – нормализация (1938 год): 1.Увеличено сечение косых ходов и размер выходов из вертикала в горизонтальный сборный канал, что уменьшило гидравлические сопротивления.
2.Введена фасонная насадка регенератора
3.Число фасонов уменьшено до 260.
Нормализация 1942 года (ПК-42): Уменьшено число ступеней стенки между камерой и вертикалом с 3 до 2, за счет этого увеличилось производство на 8 – 10 %.
ПК-45: 1. Число фасонов уменьшено до 208.
2. Убраны промежуточные перегородки в регенераторах.
3. Более плотная стала кладка.
ПК-47: 1. Горелка вынесена на под вертикала, что дало снижение разницы температур по оси пирога между верхом и низом с 350 – 400 мм до 250 – 350 мм.
5.3.3.2. Печи ПК-2К (1948 год)
1. Для уменьшения неплотности кладки сделаны 2 корнюра, каждый меньшего диаметра, что позволяет выполнить корнюр цельным.
2. По 4 – 5 вертикалов изолировали друг от друга глухой перегородкой, т.е. каждая отдельная секция стала работать на своём перекидном канале (6 секций).
3. Убраны регистры и сделаны козырьки на выходе из вертикалов. Чем ближе к перекидному каналу, тем больше козырёк.
4. Для регулирования по секциям в перекидных каналах поставлены регистровые кирпичи.
5. Расширены газовые регенераторы и совмещены. Устранены перегородки, что позволило увеличить поверхность нагрева насадки на 15%.
Таким образом, в этих печах:
1.Уменьшены гидравлические сопротивления.
2.Упрощена регулировка обогрева
3.На 12 – 15% меньше расход огнеупоров
Изменение температуры по оси пирога 150 – 200 0С.
5.3.3.3.ПК-2К (1957 года)
Косые газовоздушные ходы лежат в одной плоскости параллельной длине батареи, а ось горения не совпадает с осью ходов. Это дает параллельные струи и удлиняет факел.
Для ещё большего снижения разницы температур между верхом и низом коксового пирога по его оси предложены печи ПК-2КР (7 бат. На НТМК). В разделительных стенах сделаны вертикальные каналы для осуществления рециркуляции (предложение Кулакова). Рециркуляция достигает 25 – 35 % при этом разница температур снизилась до 80 – 100 0С и увеличилась производительность на 8 – 10 %. Расход тепла стал ниже. Уменьшилось гидравлическое сопротивление системы. На доменном газе начал перегреваться верх, т.е. есть возможность строить печи данной конструкции более высокие и несколько утолщать верх разделяющей стенки.
В настоящее время печи Беккера в США тоже модернизируются: снижено подсводовое пространство, внизу отводы продуктов горения соединены с восходящим потоком трубкой, за счет чего происходит рециркуляция продуктов горения, которую можно регулировать.
9.1.1. Определение величины статей материального баланса по сырью и продуктам коксования
а) Статьи прихода:
1) загружаемый уголь
Расчет материального баланса в коксовой технике обычно производят, выбирая в качестве единицы загрузки 100 или 1000 кг влажного или сухого угля (шихты).
В настоящем расчете будем исходить из рабочей шихты, загружаемой в камеру, т.е. влажной. Содержание влаги в шихте берется по данным технического анализа. В таблице приводятся отдельно количество сухого угля и влага.
Подсчет количества сухого угля ведут по формуле:
Ус = (100 - Wр)*Е / 100, (29)
где Ус - вес сухого угля, кг;
Wр - весовой % влаги в рабочей шихте;
Е - вес принятой в расчете единицы загрузки, кг.
Количество влаги находится из выражения
Wе = Wр*Е / 100 (30)
где Wе - количество влаги в кг в принятой единице загрузки.
Wр - весовой % влаги в рабочей шихте;
б) Статьи расхода:
1) выход кокса
Выходом кокса считают количество получаемого сухого кокса из единицы загрузки шихты. В практике расчетов материального баланса определяют выход сухого кокса преимущественно из шихты фактической влажности. Для этого пользуются аналитическим методом, используя формулы, в которых учитываются данные о содержании влаги и летучих веществ в шихте и коксе:
К = (100 – (Vр + Wр)) / ( 100 – Vск)*100, (31)
где К - выход сухого кокса из рабочей шихты, % ;
Vр - выход летучих веществ из рабочей шихты, % ;
Wр - содержание влаги в рабочей шихте, % ;
Vск - выход летучих веществ из сухого кокса, % .
Расчетный выход оказывается всегда несколько меньше фактического из-за неточности величины выхода летучих веществ из угольной шихты, температурного режима печей и периода коксования, природы угля.
2) определение выхода смолы
Содержание смолы в прямом газе можно определить с помощью ваты или асбеста (способ Фельда), когда смола извлекается пропусканием газа через содержащую вату U-образную трубку, предварительно взвешенную. Затем трубку высушивают током коксового газа, свободного от смолы и паров воды, и взвешивают. По приращению веса определяют выход смолы.
Выход в весовых процентах за определенный промежуток времени на производстве находят по формуле:
Gсм = (Gц – (Gпр – Gот) + (Gк – Gн)) / Pш * 100, (32)
где Gcм –выход смолы, % к рабочей шихте;
Gц- количество переработанной в смолоперегонном цехе смолы, т;
Gпр - количество привезенной со стороны смолы, т;
Gот – количество отправленной на сторону смолы, т;
Gк - остаток смолы к концу данного отрезка времени, т;
Gн - остаток смолы к началу данного отрезка времени, т;
Рш - производительность печей по рабочей шихте, т.
При коксовании определенных углей выход считают по эмпирической формуле:
Gсм = (–18,36 + 1,53*Vг – 0,026*Vг)*(100 – Aр – Wр) / 100, (33)
где Gсм - выход смолы в процентах к рабочей шихте
Vг - выход летучих из горючей массы шихты, %;
Ap - содержание золы в рабочей шихте, %;
Wp - содержание влаги в рабочей шихте, %.
Выход смолы для разных шихт, в зависимости от периода коксования, колеблется от 2 до 5,5 % от влажной шихты.
3) определение выхода бензола
Определение содержания бензола в прямом и обратном газе может быть произведено несколькими методами:
– поглощением активированным углем;
– глубоким охлаждением (вымораживанием),
– поглощением парафиновым маслом в особой промывной банке с последующим взвешиванием;
– промыванием маслом с последующим дистиллированием.
На практике определяют расчетным путем:
Gб = ( –1,61+0,144*Vг–0,0016*Vг)*( 100–Ap–Wp ) / 100 , (34)
где Gб - выход бензола, в % от влажной шихты;
Vг - выход летучих веществ из шихты, отнесенных к горючей массе, %;
Ap - содержание золы в рабочей шихте, %;
Wp - содержание влаги в рабочей шихте, %.
Возможные несовпадения в значениях теоретического и практического выхода бензола и смолы следует объяснить тем, что в что в формулах учтен лишь выход летучих и не учтены другие факторы. Установлено, что выходы смолы и бензола находятся, примерно в постоянном соотношении: Gсм / Gб = 3,1 до 3,4.
Выход сырого бензола обычно колеблется в пределах 0,7 – 1,2 % от загружаемой шихты или 1,0 – 1,6 % , отнесенных к горючей массе угля.
4) определение выхода аммиака
Выход аммиака можно определить тремя способами:
– лабораторным методом по непосредственным замерам;
– по производительности аммиачного или сульфатного цеха;
– аналитическим путем:
Gам = b * Nг * 17/14 * ( 100 – Ap –Wp ) / 100 % , (35)
где Gам - выход аммиака в % от шихты;
b - коэффициент перехода азота угля в аммиак, b = 0,15;
Nг - содержание азота в горючей массе шихты;
17/14- отношение молекулярного веса аммиака к азоту;
Ap - содержание золы в рабочей шихте, %;
Wp - содержание влаги в рабочей шихте, %.
Для отечественных углей выход аммиака колеблется в пределах 0,22 % – 0,30 % от веса загружаемой шихты.
5) определение выхода обратного газа
В расчете материального баланса выход газа определяется в виде количества сухого газа на тонну загружаемой шихты. Измерению подвергается обратный газ вследствие того, что непосредственный замер прямого газа по выходе его из печей с помощью приборов, работающих по принципу замера перепада давления, не представляется возможным в виду высокого содержания в прямом газе паров смолы и нафталина, а также вследствие трудности определения удельного веса прямого газа.
Выход газа (обратного) может быть найден следующими путями:
– непосредственным замером объема газа с помощью газовых часов – на небольшой установке (10 000 - 12 000 м3/ч);
– измерением количества газа приборами, работающими по принципу замера перепада давления (сопло, диафрагма, труба Вентури и трубки Пито–Прандтля);
– по содержанию аммиака или бензола в 1 м3/ч газа до и после улавливающей установки и по выработке цехом аммиака или сырого бензола;
– по материальному балансу продуктов коксования;
– по элементарному балансу одного из химических элементов шихты;
– по выходу летучих веществ из шихты.
На практике выход газа находят по разности между приходными и расходными статьями материального баланса.
Vг = [ 100 – (K + Sw + Wо ]*E/(100*ρг ), м3/ч /ед.загр., (36)
где E – вес единицы загрузки шихты, кг;
K – выход кокса, в % от влажной шихты;
Sw – сумма выходов химических продуктов (бензола, аммиака, смолы), в % от влажной шихты;
Wo – сумма влаги шихты и пирогенетической влаги, %;
ρг – удельный вес газа при нормальных условиях, кг/м3.
Удельный вес газа определяют:
– взвешиванием газа на газовых весах;
– используя метод истечения;
– аналитическим путем:
ρг =(1,977*CO2 + 1,413*CmHn + 1,429*O2 + 1,25*CO + 0,717*CH4 + 0,09*H2 + + 1,09*H2 + 1,251*N2 + 1,539*H2S)/100 , кг/нм3, (37)
где CO2, CmHn;... представляют собой процентные содержания составных частей газа по объему;
1,977, 1,413,...– вес 1м3 соответствующего газа при нормальных условиях.
6) выход сероводорода
Органические соединения серы содержатся в газе в весьма незначительном количестве. Сера находится, главным образом, в виде сероводорода:
H2S = 34/32*a*Sрш*1000/100, кг/т шихты , (38)
где а – коэффициент перехода серы в газ ( 0,23 – 0,24 ) ;
Sрш – содержание серы в рабочей шихте, % ;
34 – молекулярный вес H2S, кг/кмоль;
32 – атомный вес серы, кг/кмоль .
Практика показала, что в газ переходит 20 - 28 % серы угля.
7) количество влаги
Содержащаяся в коксовом газе вода состоит из влаги угля и пирогенетической влаги, образовавшейся в результате соединения водорода угля с кислородом. Выход пирогенетической влаги колеблется от 1,5 до 5,0 % от загруженной шихты.
Wп = 9/8 * Овл, кг/т шихты , (39)
где Wп - количество пирогенетической влаги ;
Овл - кислород пирогенетической влаги, кг/т
На производстве общее количество надсмольной воды определяется непосредственно замером ее в сборниках.
В результате расчета материального баланса бывает расхождение между приходной и расходной частью баланса. Получаемая разница в пределах 2 - 3 % вводится в расходную часть баланса в виде отдельной статьи, называемой неувязкой баланса.
В таблице 11 приведены результаты выходов продуктов коксования, полученные по выше описанным формулам при условиях, указанных в таблице 12.
Результаты, полученные по традиционному методу расчета, показывают, что выхода продуктов коксования, а особенно по коксовому газу, аммиаку и пирогенетической влаги, а также по выходу кокса не согласуются с производственными данными при условиях:
Причины отклонения расчетных и практических результатов вызваны явными недостатками традиционного метода расчета материального баланса коксования, основными из которых является:
-для указанного метода расчета требуется использование исходных данных элементного анализа угольной шихты (С, Н2, О2, N2), которые принимаются по устаревшим табличным данным для углей определенной шахтогруппы угольного бассейна;
-текущий контроль данных элементного анализа обычно не производится, поэтому расчеты, проведенные на данных, взятых из таблиц, дают ориентировочные результаты;
-выход кокса считается по различным эмпирическим формулам, установленным во многих случаях для конкретной угольной базы и в основном для углей донецкого бассейна. Это же относится и к расчету припека кокса. В алгоритме заложена выдача результата выхода кокса по наименьшей невязке баланса. Как показали многочисленные расчеты по данному методу, наименьшая невязка баланса получается при расчете выхода кокса по формуле принятой на 16-ой конференции по коксу в Японии (1952 году).
-выхода химических продуктов, в частности, выход смолы и бензольных углеводородов рассчитываются по эмпирическим уравнениям, (установлены ещё в 30-х годах нынешнего столетия и до сих пор не разу не уточнялись) только по выходу летучих веществ угольных шихт, что естественно приводит к искаженным результатам. Выхода же аммиака, сероводорода, пирогенетической влаги и коксового газа рассчитывается по коэффициентам перехода азота в аммиак, серы в сероводород, кислорода в пирогенетическую влагу, определенные для углей Донецкого бассейна, а для шихт состоящих из углей Кузнецкого и Карагандинского бассейнов, для расчета названных продуктов они совершенно не пригодны. Поэтому использование этих формул даёт ошибочные результаты;
-выход коксового газа считается по разности между количеством загружаемого угля и рассчитанных выходов продуктов коксования, в результате чего выход коксового газа не всегда соответствует действительности. В некоторых алгоритмах расчета материального баланса используют коэффициент для расчета выхода коксового газа, также составленного для углей Донецкого бассейна, и для наших условий он является непригодным.
9.1.2.Расчет материального баланса коксования угольной шихты, учитывающий зависимости выходов и качества продуктов от условий коксования
Например, увеличение температуры в отопительных каналах Тв от 1150 - 1350 0 С приводит к следующим закономерностям.
Выход прямого коксового газа увеличивается, на 15,29 м3/т с.ш., при этом теплотворная способность его уменьшается, на 874,4 кДж/ м3, а плотность его уменьшается на 0,022 кг/м3.
Изменяется также и его состав: с увеличением температуры содержание в газе СО2, СО, Н2, N2 и О2 увеличивается, а СН4 и С2Н4 уменьшается.
Выход смолы колеблется в пределах от 32,46 % до 31,25 %, закономерность в сторону увеличения или уменьшения не обнаружена, но при этом сильно меняется её состав, так выход пека увеличивается на 1,96%, фенолов уменьшается на 0,61%, нафталина увеличивается на 1,37%, выход легкой фракции уменьшается на 0,56%.
Выход сырого бензола увеличивается на 0,45 кг/т, состав его тоже изменяется, следующим образом: содержание бензола увеличивается на 5,45%, а сольвента соответственно на 0,13%. Содержание толуола, ксилола и головной фракции уменьшается соответственно на 3 %, 0,98 %, 1,52%.
Выход аммиака уменьшается на 0,06% ; выход сероводорода остаётся неизменным.
Выход циановодорода увеличивается на 0,06%.
Выход пиридиновых оснований уменьшается на 40 г, происходят и изменения в их составе: уменьшилось содержание пиридина на 12,93%, альфапиколина на 1,52%, бета и гамма-пиколинов на 2,55%, содержание лутидинов увеличивается на 2,03%.
Выход избыточной аммиачной воды уменьшается на 1,8 кг/т, при этом летучий аммиак и фенолы уменьшаются, соответственно на 0,97% и на 0,76%, а связанный аммиак и цианиды увеличиваются на 0,97% и на 1,45% .
Из таблицы 14 видно, что изменение выхода летучих веществ с 20,5 – 30,5 % также существенно влияет на выход и качество химических продуктов коксования и приводит к следующим изменениям.
Выход прямого коксового газа увеличивается на 40 м3/т, его теплотворная способность увеличивается на 1697,9 кДж/ м3, плотность с возрастанием выхода летучих веществ увеличивается на 0,012 кг/ м3. Состав коксового газа изменяется следующим образом: увеличивается содержание СО2, СО, СН4, СmHn, на 0,4%, , 1,69%, 2,86% и 0,98 % соответственно, а такие компоненты, как Н2 и N2 уменьшаются на 1,15% и 5,12%, выход кислорода колеблется в пределах 0,67 – 1,02 %; выход смолы увеличивается на 11,49 кг/т с.ш., плотность при 20 0С колеблется от 1187,64 до 1189,99 кг/м3, зависимость её от выхода летучих веществ не наблюдается, содержание в смоле фенолов увеличивается на 1 %, а нафталина уменьшается на 2,61 %, пек колеблется в пределах от 54,02 до 59,79 %.
Выход сырого бензола значительно увеличивается на 4,78 кг/т с.ш., в его составе происходят такие изменения: содержание бензола увеличивается на 6,9%, толуола и ксилолов уменьшается на 2,87% и на 2.16 %, содержание сольвента увеличивается на 0,5 %, а головной фракции уменьшается на 2,45 %.
Выход аммиака увеличивается на 0,13 %.
Выход сероводорода увеличивается на 0,03 %.
Выход циановодорода увеличивается на 0,08 %.
Выход пиридиновых оснований увеличивается на 160 г, при этом содержание пиридина, альфа-пиколина, бета и гамма пиколинов увеличивается на 21 %, 2,7 % и 5,89 %, соответственно, а лутидины уменьшаются на 7,5 %.
Выход избыточной аммиачной воды увеличивается на 23,74%, содержание летучего аммиака увеличивается на 1,19 г/л, связанного аммиака уменьшается на 1,19 г/л, содержание сероводорода колеблется в пределах от 0,84 до 0,85 %, циановодорода увеличивается на 0,18 г/л, фенолов увеличиваются на 1,24 г/л.
10.4. КОЭФФИЦИЕНТ ИЗБЫТКА ВОЗДУХА ПРИ ОБОГРЕВЕ КОКСОВЫХ ПЕЧЕЙ
От количества воздуха, подаваемого для сгорания газа, зависит: полнота сгорания отопительного газа, равномерность обогрева по высоте коксовой камеры, температура на поду вертикала.
В отопительных вертикалах не может быть идеального соотношения газ - воздух из-за неудобств регулирования горелками и регистрами в зоне высоких температур. Поэтому для обеспечения полного сгорания газа необходимо затратить воздуха несколько больше, чем следует по теоретическому расчету:
α = Voд/ Vот = (Voт + Vоизб)/ Voт = 1 + Vоизб/ Voт (45)
Такое же равенство справедливо и для чистого О2: α = О2изб/О2т (46)
Избыточное количество кислорода в продуктах горения О2изб (м3), как и содержание в них углекислого газа СО2т (м3) может быть найдено по данным газового анализа: О2изб = Vсух * О2 и СО2т = Vсух * СО2 , (47)
где О2 и СО2 – доля кислорода и углекислого газа в продуктах горения по данным газового анализа;
Vсух – объем сухих продуктов горения, м3.
Vсух = О2изб/О2; Vсух = СО2т/СО2. Тогда О2изб/О2 = СО2т/СО2;
О2изб = СО2т *О2/ СО2. Тогда α = 1 + СО2т*О2/О2т*СО2,
где СО2т/О2т – соотношение, независящее от α и определяемое только составом отопительного газа.
Обозначим СО2т/О2т = k. α = 1 + k*О2/СО2. (48)
Для коксового газа k от 0,42 до 0,43; для доменного газа k примерно 2,54. Если состав отопительного газа меняется, то по реакциям горения следует определить новую величину k.
При недостаточном α газ сгорает не полностью и увеличивается расход тепла на коксование. При чрезмерно большом α повышается унос тепла с продуктами сгорания, т.к. их становится больше, тепло расходуется на нагрев избыточного воздуха, что опять-таки увеличивает расход тепла, но меньше, чем при недостатке воздуха.
Если в отопительной системе печей из-за недостатка воздуха недогорает газ и в продуктах горения появляется СО, то последний нужно мысленно дожечь. Тогда в соответствии с уравнением горения СО в формуле (48) в числителе процент О2 уменьшается до величины (О2 – 0,5*СО), а в знаменателе возрастает на процент СО в смеси и составит (СО2 + СО). В результате формула приобретает окончательный вид: α = 1 + k*(О2 – 0,5*СО)/(СО2 + СО). (49)
10.6.2. Расчеты горения топлива
10.6.2.1. Теплота сгорания топлива
Одной из основных характеристик любого вида топлива является теплота сгорания этого топлива, т.е. то количество теплоты, которое может быть получено при полном сгорании единицы массы или объема топлива. Полным сгоранием называется такое, при котором горючие компоненты C, H и S полностью окисляются кислородом. Теплоту сгорания твердого и жидкого топлив относят к одному килограмму, а газового - к одному кубическому метру при нормальных условиях.
Различают теплоту сгорания топлива высшую Qвр и низшую Qнр. Различие между ними состоит в том, что в высшую теплоту сгорания топлива входит количество теплоты, которое может быть выделено при конденсации водяных паров, находящихся в продуктах сгорания топлива, а в низшую теплоту сгорания это количество теплоты не входит.
Водяные пары в дымовых газах образуются за счет испарения влаги самого топлива, при сгорании водорода, находящегося в топливе, и влаги, входящей в состав воздуха, который используют в качестве окислителя горючих компонентов топлива.
Теплота конденсации одного килограмма водяного пара при атмосферном давлении составляет примерно 2500 кДж/кг. Количество водяных паров в рабочем топливе равно Wр/100. При сгорании одного килограмма водорода получается девять килограмм водяных паров (H2 + 0,5 O2 = H2O). Следовательно, теплоту конденсации водяных паров определяют из формулы
Wр Hр
2500 ( ---- + 9 ---- ) = 25 Wр + 225 Hр (99)
100 100
тогда
Qнр = Qвр - 225 Hр - 25 Wр = Qвр - 25 (9*Hр + Wр) (100)
Теплоту сгорания сухого газа определяют по объемному составу, в процентах, и известной теплоте сгорания компонентов равной тепловым эффектам реакций их взаимодействия с кислородом, приведенных в таблице 19.
Низшая теплота сгорания, кДж/м3, составит
Qнр = 358,58 CH4 + 591 C2H4 + 638,35 C2H6 + 913,5 C3H8 + 118,77 C4H10 + 146,23 C5H12 + 126,37 CO + 107,97 H2 + 231,87 H2S (101)
где состав газа в процентах.
Если в состав газа входят неизвестные углеводородные компоненты (при условии, что содержание метана известно), то сумму углеводородов условно принимают как содержание этилена C2H4 и теплоту сгорания рассчитывают по формуле, аналогичной вышеприведенному уравнению. Для сравнения различных видов топлива по их тепловому эффекту и облегчения планирования топливных ресурсов введено понятие об условном топливе, теплота сгорания которого принята равной 29300 кДж/кг(м3). Отношение Qнр данного топлива к Q условного топлива называется топливным эквивалентом, обозначаемым буквой Э. Тогда для пересчета расхода натурального Вн в условное Вут достаточно величину Вн умножить на Э, т.е.
Вут = Вн * Э = Вн * Qнр/Qут (102)
10.6.2.2. Материальный баланс горения топлива
Материальный баланс горения различных видов топлива составляется для определения расхода воздуха, идущего на горение, а также для определения количества продуктов сгорания, образующихся в результате горения топлива. Горючие вещества топлива взаимодействуют с кислородом воздуха в определенном количественном соотношении. Расход кислорода и количество получающихся продуктов сгорания рассчитывают по стехиометрическим уравнениям горения, которые записывают для одного киломоля каждой горючей составляющей.
10.6.2.2.1. Определение расхода воздуха
Для газообразного топлива расход V0 определяют, исходя из объемных долей горючих компонентов, входящих в состав газа, с использованием стехиометрических реакций, приведенных в таблице 19.
Теоретическое количество воздуха, м3 /м3 топлива, необходимого для сжигания газа, определяют по формуле
V0 = 0, 0476 [0,5 (CO + H2) + 1,5 H2S + (m + n/4) Cm Hn - O2] (103)
где 0,0476 = 1/21 (здесь 21 - объемная концентрация кислорода в воздухе, %);
m - число атомов углерода в молекуле углеводорода;
n - число атомов водорода в молекуле углеводорода.
Объемную концентрацию компонентов подставляют в данное уравнение в объемных процентах.
Количество воздуха V0, рассчитываемого по стехиометрическим уравнениям, называется теоретически необходимым, т.е. величина V0 представляет собой минимальное количество воздуха, необходимое для обеспечения полного сгорания 1 кг (1 м3) топлива при условии, что весь кислород, находящийся в нем будет полностью использован при горении.
Из-за определенных трудностей в организации процесса полного перемешивания топлива с воздухом в рабочем объеме топок могут появиться области, где будет ощущаться местный недостаток или избыток окислителя. В результате этого качество (полнота) горения ухудшается. Поэтому в реальных условиях воздух для горения топлива подается в большем количестве по сравнению с его теоретическим количеством V0. Отношение действительного количества воздуха, подаваемого в топку, к теоретически необходимому называется коэффициентом избытка воздуха:
= Vд /V0 (104)
При проектировании и тепловом расчете топок или других камер сгорания значение α выбирают в зависимости от вида сжигаемого топлива и способа сжигания в пределах 1,02 – 1,5.
9.6.2.2.2.Состав и количество продуктов полного сгорания топлива
Продукты полного сгорания топлива при = 1 содержат: сухие (неконденсирующиеся) трехатомные газы CO2 и SO2; H2O - водяной пар, полученный при горении водорода; N2 - азот топлива и азот, находящийся в теоретически необходимом количестве воздуха.
Кроме того, в состав продуктов сгорания входят водяной пар, получающийся при испарении влаги топлива и пар, вносимый в топку с влажным воздухом, а также пар, используемый иногда при сжигании мазута для распыления. При температуре продуктов сгорания ниже точки росы водяной пар конденсируется. При полном горении при = 1 в продуктах сгорания будут содержаться только CO2, SO2, H2O и N2; если > 1, то в них будет присутствовать и избыточный воздух, т.е. дополнительное количество кислорода и азота.
Процентное содержание соответствующих газов по объему обозначим через CO2, N2, SO2 и т.д., а через VCO2, VSO2, VN2 и т.д. их объемы, получающиеся при сжигании 1 кг (1 м3) топлива, приведенные к нормальным условиям (индекс «т» показывает, что расчеты проводятся при = 1 ). Тогда получим:
CO2 + SO2 + N2 + H2O = 100 % (105)
или
Vт п.г.= VCO2 + VSO2 + VN2 + VH2O (106)
где V п.г.- суммарный объем продуктов сгорания, приведенный к нормальным условиям, м3/м3.
Для упрощения расчетов объемы сухих трехатомных газов подсчитывают совместно и сумму их условно обозначают символом RO2, т.е.
VRO2 = VCO2 + VSO2 (107)
Сумма первых трех составляющих компонентов продуктов сгорания в равенстве (106) представляет объем сухих газов V с.г. и, следовательно,
V п.г. = V с.г. + VH2O (108)
где V с.г.= VRO2 + VN2.
Теоретические объемы продуктов сгорания 1 м3 газообразного топлива рассчитывают на основании стехиометрических уравнений реакций горения, приведенных в таблице 15. При полном горении горючих составляющих газообразного топлива CO, H2 и Cm Hn образуются диоксид углерода CO2 и водяные пары. При сгорании сероводорода H2S помимо водяных паров образуется сернистый газ SO2.
Объем трехатомных газов, м3/м3,
VRO2 = 0,01 ( CO2(т) + CO + H2S + m CmHn ) (109)
Объем водяного пара, м3/м3, при = 1
VH2O(т) = 0,01 (H2S + H2 + 0,124 dг + n/2 CmHn ) (110)
где dг - влагосодержание газообразного топлива, кг/м3, которое зависит от
начальной температуры газа и имеет следующие значения:
t, 0C 0 10 20 40 60 80
dг, г/м3 5 10 19 65 200 740
Объем азота определяется по формуле VN2 = 3,76*VO2.
Объем сухих газов и суммарный объем продуктов сгорания определяют по формулам (108) и (106).
При > 1 действительный объем сухого газа остается постоянным. Действительный объем водяного пара определяется по формуле
VH2O(д) = 0,01 (H2S + H2 + α * 0,124 dг + n/2 CmHn ) (111)
Действительный объем азота
VN2(д) = VN2(топ) + VN2(возд)*α (112)
Если состав непредельных углеводородов, входящих в газ, неизвестен, а общее их содержание не превышает 3 - 4 %, то в расчете они учитываются как C2H4.
10.6.2.2.3. Тепловой баланс процесса горения топлива
Тепловой баланс процесса горения составляют для определения температуры горения. Под действительной температурой горения понимают ту температуру, которую приобретают продукты сгорания, покидающие зону горения. Эта температура зависит от теплоты сгорания топлива, конструкции и особенностей сожигательного устройства, температуры топлива и воздуха, подаваемых в зону горения, величины потерь тепла в окружающую среду и от интенсивности протекания реакций диссоциации продуктов сгорания. Последний фактор начинает заметно сказываться при температуре горения порядка 2100 К, когда становятся заметными реакции разложения CO2 и H2O, входящих в состав продуктов сгорания, сопровождающиеся поглощением тепла.
Тепловой баланс зоны горения выражается формулой
Qнр + Q г + Q ф.в = Q п.г + Q дисс + Q о.с + Qп (113)
где Qнр - теплота сгорания топлива, рассчитанная по формуле (101) в кДж/м3
Q г = Сг Тг, кДж/м3 - физическая теплота топлива, вносимая им в зону горения;
Q ф.в = Св Тв*α*Vд, кДж/м3 - физическая теплота воздуха, вносимая им в зону горения;
Q п.г = С п.г*Т п.г *Vд п.г, кДж/м3 - теплота продуктов сгорания, покидающих зону горения;
Qп - потери теплоты в зоне горения, связанные с химическими и механическим недожогом топлива, кДж/м3 топлива;
Q дисс - потери теплоты, связанные с диссоциацией продуктов сгорания в зоне горения, кДж/м3 топлива;
Q о.с - потери тепла в окружающую среду, кДж/м3 топлива.
Подставив значения слагаемых в последнее уравнение, получим формулу для определения действительной температуры горения
Qнр + Q г + Q ф.в – Q п – Q о.с – Q дисс
Тд = -------------------------------------------------- . (114)
С п.г *Vд п.г
Определение действительной температуры горения аналитически или экспериментально представляет сложную задачу. В связи с этим в теплотехнических расчетах определяют обычно теоретическую или калориметрическую температуру горения.
Современные сожигательные устройства позволяют исключить нерегулируемый недожог (Q н = 0). Принимая условия в зоне горения адиабатными (Q о.с = 0 ), определяем теоретическую температуру горения
Тт = (Qнр + Q г + Q ф.в – Q дисс)/(С п.г *Vд п.г). (115)
Из формул (114) и (115) видно значительное влияние подогрева воздуха и топлива, а также коэффициента расхода воздуха на величины Тд и Тт. Влияние подогрева тем больше, чем выше температура подогрева и чем ниже теплота сгорания топлива.
Подогрев топлива и воздуха особенно важен при сжигании низкокалорийных газов в высокотемпературных печах, причем, в ряде случаев применение этих газов без подогрева становится просто невозможным.
Изменение коэффициента расхода воздуха сложным образом влияет на температуру горения. При > 1 увеличение коэффициента расхода воздуха приводит к понижению действительной температуры горения, так как при > 1 химический недожог отсутствует, но имеет место увеличение объема продуктов сгорания, что приводит к снижению температуры горения.
Калориметрическая температура горения определяется для адиабатных условий в предположении отсутствия потерь тепла, связанных с диссоциацией продуктов сгорания (Q дисс = 0)
Тк = (Qнр + Q г + Q ф.в)/(С п.г Vд п.г). (116)
Если подогрев топлива и воздуха невелик или полностью отсутствует, то
Тк = Qнр /(С п.г Vд п.г). (117)
В формулы, при помощи которых определяются температуры горения, входит теплоемкость продуктов сгорания, которая является функцией температуры. В связи с этим калориметрическую температуру определяют методом последовательных приближений, используя понятие объемной энтальпии:
Iо = С п.г Тк = (Qнр + Vвд Св Тв + Сг Тг)/ Vд п.г. (118)
По энтальпии, вычисленной по формуле (118), можно определить калориметрическую температуру горения топлива путем построения графика зависимости энтальпии продуктов сгорания от температуры I = f(T), воспользовавшись данными таблицы 20, где приведены значения энтальпий компонентов продуктов сгорания при различных температурах.
Для этого необходимо умножить процентное содержание каждого составляющего продуктов сгорания на его энтальпию, взятую из таблицы 16, и вычислить энтальпию продуктов сгорания при каждой температуре от 200 0С до 2000 0С по формуле
I п.г(i)=0,01*(CO2*I CO2(i) + H2O*I H2O(i) + N2*I N2(i) + O2*I O2(i)) (119)
где I п.г(i) - частное значение энтальпии продуктов сгорания при какой-то одной температуре, кДж/м3;
I CO2(i), I H2O(i), I N2(i) и I O2(i) - частное значение энтальпии компонентов продуктов сгорания при какой-то одной температуре, кДж/м3;
CO2, H2O, N2 и O2 - процентное содержание компонентов продуктов сгорания.
По найденной энтальпии продуктов сгорания при каждой температуре строится график зависимости I п.г = f(t), по которому и определяется искомая калориметрическая температура горения топлива, отмечая на нем рассчитанную по формуле (119) объемную энтальпию.
а) Приходные статьи баланса
1). Теплота горения отопительного газа определяется по формуле
Q г.т. = Vx * Qнр , кДж/т, (120)
где Vx - искомый расход сухого газа на обогрев батареи, м3/т шихты;
Qнр - низшая теплота сгорания сухого газа, кДж/м3, определяется расчетным путем по известным составу газа и тепловым эффектам реакций окисления горючих компонентов топлива определяется по формуле (101)
2). Тепло отопительного газа и паров воды, которые вносятся с ним
Qг = Vx tг ( Cг + Wг Cп ),кДж/т. (121)
В этой формуле Cг и Cп - средние теплоемкости соответственно газа и паров воды при температуре tг поступления их в отопительную систему. Для доменного газа эта температура определяется температурой в туннелях и составляет порядка 35 0С. Для коксового газа, который во избежание выделения из него нафталина и конденсата в арматуре печей перед разветвлением в туннели подогревается в решефере до температуры tг = 60 0C.
Влажность газа (Wг) в расчете на сухой газ определяется так:
p*
Wг = -------- 100 % (122)
Р - p*
где p* - парциальное давление водяных паров, насыщающих газ в процессе мокрой очистки при температуре 25 0С. По пути к печам, особенно в жаркие летние дни, а также в туннелях газ дополнительно нагревается, однако содержание водяных паров в нем при этом не возрастает. Если температура газа снижается, избыточная влага конденсируется и отводится через гидрозатворы.
Р – общее давление газа, которое равно атмосферному (если не известно, то принимается 750 мм.рт.ст.) плюс избыточное давление, под которым находится газ в газопроводе (120 - 140 мм вод.ст.).
3). Тепло воздуха и паров воды, поступающих в отопительную систему
Qв = Vx Lд tв*( Cв + Wв Cп ), кДж/т. (123)
Здесь Cв - теплоемкость сухого воздуха при температуре в туннелях tв, кДж/(м3 0С);
Wв - влажность воздуха, равная
pφ
Wв = ------------- , м3/м3 сухого воздуха , (124)
P - pφ
здесь φ- относительная влажность воздуха в долях.
Lд - действительный расход воздуха, равный теоретическому Lт , умноженному на коэффициент избытка воздуха "α". Lт зависит от состава газа и с учетом содержания кислорода в воздухе в количестве 21 % вычисляется по формуле:
Lт = [0,5*CO2 (%) + 0,5H2(%) + 2*CH4(%) + 3*C2H4 (%) - O2(%)] / 21, (125)
м3 /м3 газа.
Коэффициент избытка воздуха является важным параметром обогрева печей, процесса, условия эксплуатации батареи. При малом имеет место неполное сгорание и потери отопительного газа, а при чрезмерно большом - интенсивное горение газа в нижней части вертикалов, короткий факел, неравномерный нагрев угольной загрузки по высоте камеры, повышенный унос тепла с продуктами горения.
Величина α должна быть оптимальной. Так, при обогреве печей доменным газом 1,25, коксовым – 1,30, а богатым обезводороженным газом с заводов синтеза аммиака – 1,35.
Коэффициент избытка воздуха представляет собой отношение практического количества воздуха, подаваемого на горение, к теоретически необходимому:
Lд Lт + Lизб. Lизб.
α= ------ = ------------- = 1 + ------- . (126)
Lд Lт Lт
Такое же равенство справедливо и для чистого кислорода:
O2 изб.
α = 1 + ––––––––– (127)
O2 т
Избыточное количество кислорода в продуктах горения О2 изб (м3), как и содержание в них углекислого газа СО2 (м3) может быть найдено по данным анализа продуктов горения.
О2 изб = Vсух О2 (128)
СО2 т = Vсух СО2 (129)
Здесь О2 и СО2 - часть или доля кислорода и углекислого газа в продуктах горения (данные анализа), а Vсух - объем сухих продуктов горения, образующихся при сгорании произвольного количества газа (м3). Деля равенство, находим, что
СО2 т О2
О2 изб = ------------------- , (130)
CO2
и, подставляя это выражение в формулу (127), будем иметь:
CO2 т О2
α = 1 + --------------------------- . (131)
О2т СО2
Отношение теоретических количеств углекислого газа и кислорода СО2т/ О2т не зависит от α и определяется только составом отопительного газа. Это отношение обозначается буквой " к ". Коэффициент "к " для коксового газа обычного состава равняется 0,42, для доменного - 2,54. Если состав газа меняется, то по реакциям горения следует определить новую величину "к". С учетом сказанного формула (131) приобретает вид:
O2
α = 1 + к -------------- . (132)
СО2
Если в отопительной системе печей из-за недостатка воздуха недогорает газ и в продуктах горения появляется окись углерода, то последнюю следует мысленно дожечь. Тогда в числителе формулы (132) в соответствии с реакцией горения окиси углерода процент кислорода уменьшится до величины О2 – 0,5 CO, а содержание СО2 в знаменателе возрастет на процент СО в смеси и составит СО + СО2. В результате формула приобретает окончательный вид:
O2 - 0,5 CO
α = 1 + к --------------------------- . (133)
CO + CO2
В таком виде формула носит название формулы В.В. Юшина. Необходимо отметить, что формула (133) не учитывает сопутствующий недожог водорода, в связи, с чем более точным является выражение:
O2 – 0,5*(CO + H2 )
α = 1 + к *--------------------------- . (134)
CO2 + СО
Однако из-за сложности определения содержания водорода в продуктах горения в условиях завода и учитывая достаточную для практических целей точность формулы Юшина, последняя получила всеобщее распространение.
4). Тепло загружаемой шихты
Теплоемкость рабочей шихты в зависимости от ее влажности, зольности и содержания угольной органической массы (данные технического анализа) рассчитывается по формуле :
Сш = 0,01 (Wш Сн2о + A Сз + У Су ), кДж/кг град., (135)
а теплосодержание шихты равно
Qш = 1000 Сш tш , кДж/т. (136)
В этих формулах
Wш - влажность шихты в %;
A - зольность шихты, %;
У - содержание углерода в шихте, %;
Сз - теплоемкость золы, принимается по теплоемкости кварца, кДж/кг*град;
Су - теплоемкость сухой шихты, кДж/кг*град;
Сн2о – теплоемкость воды, кДж/кг*град;
tш - температура загружаемой шихты, принимается равной 18-20 0C.
5). Тепловой эффект процесса коксования
При коксовании угля протекают разнообразные химические реакции с положительным и отрицательным тепловым эффектом. С учетом незначительности абсолютной величины теплового эффекта реакций в целом и недостаточности знаний о них для проведения детального термохимического расчета в настоящее время суммарный тепловой эффект процесса коксования целесообразно считать равным нулю.
Q х.р. = 0 . (137)
б) Расходные статьи баланса
1). Тепло выдаваемого кокса
Qк = Gк Ск tк, кДж/т (138)
где Gк - масса кокса в кг;
Ск - теплоемкость кокса в момент выдачи при температуре tк.
tк - температура выдаваемого коксового пирога, обычно принимается равным 1000 0С.
2). Тепло сухого (без водяных паров) коксового газа, покидающего камеру.
Q к.г. = V к.г. С к.г. t к.г., кДж/т. (139)
Теплоемкость газа С к.г. (кДж/м3 град) рассчитывается по известным составу газа и теплоемкости компонентов при температуре t к.г., которая может быть принята равной 750 0С.
3).Тепло химических продуктов коксования
Q х.пр.= q см + q бу + q ам + q св , кДж/т (140)
где q см = G см (q oсм + C см t к.г.), (141)
q бу = G бу (q oбу + C бу t к.г.), (142)
q ам = G ам C ам t к.г., (143)
q св = G св C св t к.г.. (144)
здесь q см, q бу, q ам, q св - тепло паров смолы, бензольных углеводородов, аммиака и сероводорода, соответственно, кДж/т;
G см, G бу, G ам, G св - выход, соответственно: смолы, бензольных углеводородов, аммиака и сероводорода, кг/т;
С см, С бу, С ам, Ссв - теплоемкости, соответственно: смолы, бензольных углеводородов, аммиака и сероводорода, кДж/кг.
Количества соответствующих продуктов берутся из материального баланса коксования. Скрытая теплота испарения смолы равна 4190 кДж/кг, а бензольных углеводородов - 385 кДж/кг. Теплоемкость паров смолы в зависимости от температуры равняется 4,19*(0,305 + 0,000392 t к.г.),а бензольных углеводородов – 4,19*(20,7 + 0,026 t к.г.)/Мбу ,кДж/кг. Здесь Мбу - молекулярный вес сырого бензола, принимаемый равным 82,3 кмоль/кг.
4). Тепло водяных паров
Qвп = Gвп * (qoвп + Свп t к.г.), кДж/т, (145)
где Gвп - количество водяных паров, кг/т влажной шихты;
goвп- скрытая теплота испарения воды при нормальных условиях, равная 2493 кДж/кг;
Свп - теплоемкость водяных паров при температуре t к.г.,кДж/кг
5). Тепло продуктов сгорания отопительного газа
Qпг = Vх Vд пг Спг tпг ,кДж/т. (146)
Объем продуктов горения Vд пг, соответствующий 1м3 сжигаемого газа, и их состав определяются в результате расчета материального баланса процесса горения газообразного топлива. Количества образующихся углекислого и сернистого газа, а также паров воды соответствуют уравнениям реакций, приведенным в табл.13.
Расчетные формулы в этом случае имеют следующий вид, м3/м3:
Vro = 0,01(CO2 + CO + H2S + CH4 + 2 C2H4 ), (147)
где Vro = Vco + Vso - объем трехатомных газов (CO2 и SO2).
V' в.п = 0,01( H2 + H2S + 2 CH4 + 2 C2H4 + 0,124 dг + 0,124 dв Lт ), (148)
где dг и dв - влагосодержание газообразного топлива и воздуха, г/м3;
Негорючие компоненты газа и вносимая с ними влага, а также не участвующие в горении влага, азот и избыточный кислород воздуха переходят в продукты горения в неизменном виде, объем которых рассчитывается по формулам:
VN2= 0,79 Lт + 0,01 N2 (149)
При коэффициенте избытка воздуха α > 1 продукты сгорания содержат дополнительный объем воздуха и влагу этого воздуха. Поэтому расчет объема продуктов горения ведется по формулам, м3/м3:
Vс.г = Vro + VN2+ (α + 1) Lт (150)
VH2O = V'H2O + 0,0161 (α - 1) Lт (151)
Полный объем топочных газов представляет сумму сухих газов Vс.г и водяных паров
Vпг = Vс.г + VН2О (152)
Объем газов Vпг определяется либо по измерительным приборам, либо по тепловому балансу процесса коксования.
По составу смеси и теплоемкости компонентов определяется теплоемкость прошедших регенератор влажных продуктов горения при температуре, которую они имеют на клапане t. Эта температура зависит от типа печей, рода отопительного газа, состояния обогрева и пр. и может быть принята следующей: для печей ПВР с боковым подводом, обогреваемых коксовым газом - 370 0С, доменным - 300 0С. Для печей с нижним подводом за счет более равномерного распределения газов по насадке регенераторов и подогрева коксового газа в дюзовых каналах t дополнительно уменьшается на 50 - 70 0С. Состав продуктов горения на действующих печах регулярно контролируется. По данным анализа, в котором при комнатной температуре определяется состав сухих продуктов горения, судят о полноте сгорания отопительного газа и рассчитывают коэффициент избытка воздуха .
6). Тепловые потери в окружающее пространство
Нагретый массив кладки печей отдает в атмосферу значительное количество тепла, определение которого составляет сложную и трудоемкую задачу. В общем виде потери тепла в окружающее пространство могут быть определены по формуле:
Qп = (αл +αк)(t1 - t2)F , кДж/час. (153)
где αл и αк - коэффициенты теплоотдачи лучеиспусканием и конвенцией, кДж/м ч град.
t1 - температура поверхности, 0С
t2 - температура окружающего воздуха, 0С
F - поверхность теплоотдачи, м2
Для определения коэффициентов теплоотдачи применительно к коксовым печам обычно принято пользоваться следующими формулами:
Коэффициент теплоотдачи излучением
(Т1/100) – (Т2/100)
αл = Co ------------------------ , кДж/м ч град, (154)
t1 - t2
где Co - коэффициент излучения поверхности, принимаемый для кладки и металлических черных поверхностей 4,2;
Т1 и Т2 - абсолютные температуры поверхности и окружающего воздуха, К.
Коэффициент теплоотдачи конвекцией
– для горизонтальных поверхностей
αк = 0,81 Ск (t1-t2) (155)
– для вертикальных поверхностей
αк = 0,64 Ск (t1-t2) (156)
На основании равенства приходных и расходных статей теплового баланса находится искомое значение расхода отопительного газа Vх.
10.7.ЭКСЕРГЕТИЧЕСКИЙ БАЛАНС КОКСОВЫХ ПЕЧЕЙ
Оценку эффективности использования теплоты в теплотехнических установках независимо от их сложности основывают обычно на первом законе термодинамики, т.е. составляют энергобаланс, отражающий количественную сторону тепловых процессов в этих установках. Однако все большее применение находит метод анализа работы теплоиспользующих установок с учетом качественных различий, располагаемых энергоресурсов и необратимости реальных рабочих процессов на основе совместного использования первого и второго закона термодинамики, получивших название эксергетического.
Эксергетический анализ позволяет учесть не только количественные, но и качественные характеристики, располагаемых энергоресурсов в различных элементах оборудования, степень их совершенствования и необратимости отдельных процессов в этих элементах установки в целом.
Термодинамическая оценка эффективности теплоиспользующих установок основывается на двух системах коэффициентов эффективности:
- энергетический (тепловой) к. п. д.
- эксергетический к. п. д.
Если энергетическая система коэффициентов эффективно характеризует работу, которой располагает система, то эксергетическая эффективность - максимальную работу, которая может быть получена в системе.
В общем случае эксергия (работоспособность), располагаемой теплоты Q, при температуре Т
Етепл = Q(1 – То/Т) (161)
где (1 – То/Т) - коэффициент качества теплоты при температуре окружающей среды То, зависящий от Т. Он показывает какая часть полного количества теплоты Q может быть превращена в работу (эксергия теплоты при температуре окружающей среды).
Эксергетический баланс описывается выражением:
Етопл+Еф..+Еф.м.+Еэкз. =
= Етп..+Еэнд.+Ео.с.+Еог.+SUM(Ег.о.)+Егор.+Ет (162)
где Етопл = В * е(топл) –эксергия топлива кВт, здесь В - расход топлива м3/с (кг/с); е(топл) = Qнр- удельная эксергия топлив кДж/м3 (кДж/кг).
Приближенное равенство е(топл) = Qнр справедливо лишь для углей, метана и коксового газа, для жидкого топлива е(топл) = 0,975* Qнр. Для газов, имеющих более одного атома углерода е(топл) = 0,95* Qнр.
Еф.. = Еф.в. + Еф.г. = В*(Vв*е(ф.в.)+е(ф.г.)) - физическая эксергия компонентов топлива и воздуха.
здесь Vв - расход воздуха для сжигания топлива м3/м3 (м3/кг);
е(ф.в.),е(ф.г.)- удельные эксергии соответственно нагретого воздуха и газа
Еф.м. = SUM(Gмi*е(mi)) - физическая эксергия исходных технологических (шихтовых) материалов, поступающих в агрегат, здесь Gмi - массовый расход i - го компонента шихтовых материалов, е(мi) - удельная эксергия i - го компонента.
Еэкз. = SUM(Gmi * e(экз.i)) - эксергия экзотермических реакций компонентов, загружаемых материалов, поступающих агрегат, здесь е(экз.i) - удельная эксергия экзотермических реакций i-го компонента.
Етп. - расход эксергии для нагрева технологического продукта.
Еэнд. = SUM(Gmi*е(энд.i) - расход эксергии на эндотермические реакции.
Ео.с. = Qо.с.*(1-То/Тп.с.) - потери эксергии в камере печи, вследствие теплообмена с внешней средой, здесь Qо.с.- суммарный отвод теплоты в окружающую среду (принимают по энергетическому балансу), кВт; То - температура окружающей среды; Тп.с. - средняя термодинамическая температура продуктов сгорания.
Тп.с= (Тгор.г. - Тотх.)/ln(Тгор.г./Тотх.) (163)
где Тгор.г.= ----------------- - температура горения топлива при на-
Vп.с.*Сп.с. гретых компонентах горения;
Тотх. - температура продуктов сгорания на выходе из рабочей камеры;
(1 – То/Тп.с.) - коэффициент качества теплоты при температуре окружающей среды;
Ео.г.= В*Vп.с.*е(п.с.) - потеря эксергии с отходящими продуктами сгорания;
Eт.о.= SUM Gт.о.*е(т.о.) - расход эксергии на нагрев технологических отходов;
Егор.= В*(е(топл.) + Vв*е(в) - Vп.с.*е(п.с.) - потеря эксергии из-за необратимости процесса горения топлива, м3/ м3 (м3/кг);
е(п.с.) - удельная эксергия продуктов сгорания, кДж/ м3;
Ет = Е'п.с. – Е''п.с. – Ет.п. – Ео.с. = В * Vп.с.(е'(п.с.) – e''(п.с.)) – Ет.п. – Ео.с. - потеря эксергии вследствие теплообмена продуктов сгорания с нагреваемым материалом.
10.8.1. Тепловой баланс элемента
Тепловой баланс элемента, состоящего для комбинированных печей из пары регенераторов, составляется за период, равный 2*20 = 40 минутам.
Для удобства ведения расчетов газовые потоки регенератора с соответствующими обозначениями температур целесообразно представить в виде схемы.
На схеме обозначения индексом «1» соответствуют верху, а с индексом «2» - низу регенератора.
Обозначения температур со штрихом приняты для восходящего потока. Температурами продуктов горения, а также газа и воздуха на входе определяются в результате составления баланса.
Тепловой баланс регенератора удобно представить в виде таблицы 23. В этой таблице: V - расходы соответствующих продуктов (м3/период), с и t - теплоемкости и температуры вверху и внизу регенератора. Тепло, уносимое газом, воздухом и парами воды можно выразить уравнением, в котором Vг*Wн2о и Vв*W'н2о объединили и обозначили через Vн2о:
Q'=Vг*t'*(Cг+Wн2о*Сн2о)+Vв*t'*(Cв+W'н2о*Cн2о) =
= t'* (Vг*Cг+Vв*Св+Vн2о*Cн2о). (167)
Отсюда температура нагретого газа и воздуха равняется
T1г,в = Q3/(Vг*Сг+Vв*Св+Vн2о*Сн2о), 0С (1)
В данном случае мы ищем температуру нагрева газа и воздуха, от которой, в свою очередь, зависят теплоемкости этих продуктов. Подобные задачи, как уже отмечалось, решаются методом подбора.
Предварительно задаемся величиной T1г,в. При отоплении печей бедным газом эта температура обычно составляет 1100 0С, а при отоплении коксовым газом T1в = 1200 0С.
Тепловой баланс газового регенератора дан в таблице 24.
10.8.2. Распределение продуктов горения между газовым и воздушным регенераторами
Приравнивая приход тепла расходу, вычисляем х - долю продуктов горения от Vпг, которую необходимо направить в газовый регенератор для обеспечения одинаковой температуры подогрева газа и воздуха. Обычно x = 0,53, т.е. 53% продуктов горения следует подавать в газовый регенератор, а 47% - в воздушный. Это достигается с помощью дросселя, установленного перед дымовым патрубком. При отоплении комбинированных коксовых печей богатым газом продукты горения между двумя регенераторами делятся поровну, так как в обоих регенераторах подогревается только воздух.
10.8.3. Геометрический расчет регенератора
Насадка регенераторов - решетчатый фасонный кирпич укладывается в камеры, размеры которых определяются длиной простенка, расстоянием между осями печей, толщиной фасадных и коренных стен регенераторов, а также толщиной перегородки, разделяющей их коксовую и машинную стороны. Размеры камеры можно уяснить из чертежа каждой конкретной конструкции печей.
Зная габариты насадочного кирпича, можно определить количество кирпичей, которое укладывается в камере. Так, например, для большегрузных печей типа ПВР с полезным объемом камеры коксования v = 30 м3 в одном ряду с коксовой стороны помещается 6507: 141 = 46 уложенных вплотную кирпичей и остаются зазоры по 21 : 2 = 10,5 мм. Зазоры между коренными стенами и насадкой составляют по (420 - 403)/2 = 8,5 мм. Наличие зазоров порядка 10 мм необходимо для свободной укладки насадки. Если регенератор секционный, что имеет место в печах с нижним подводом, то необходимо учитывать перегородки между секциями. Число секций равно числу вертикалов. Обычно в одной секции узкого регенератора укладывается 3 кирпича, а в секции широкого (не комбинированные печи) - 6 кирпичей. В некомбинированных печах по длине широкого регенератора имеется центральная перегородка, которая делит каждую секцию на две параллельно работающие полусекции. В подсводовом пространстве газовые потоки с 2-х полусекций соединяются.
10.8.3.1. Омываемая поверхность насадки и стен (F)
В процессе теплообмена участвуют омываемые газами боковая поверхность насадочного кирпича, поверхности его верхнего и нижнего оснований и стен камеры регенератора.
Далее геометрический расчет регенератора будет показан на примере комбинированных печей типа ПВР с нижним подводом (V = 30,3 м3). В этих печах, которые характеризуются расстоянием между осями камер коксования – 1260 мм, толщиной опасных коренных стен регенераторов – 290 мм, толщиной не опасных коренных стен регенераторов – 230 мм, длиной простенка на уровне регенераторов 15040 мм, толщиной фасадных стен – 350 мм, толщиной перегородок между секциями – 60 мм. Ширина камеры регенератора составляет 370 мм, а длина одной секции - 420 мм.
Как видно в секции укладывается 3 кирпича. При таком конструктивном оформлении регенератора геометрический расчет насадки удобно вести на 1 секцию (3 кирпича). Боковая поверхность
F1 = 0,294*0,132*2*3 = 0,232 м2
F2 = 0,080*0,154*2*3 = 0,074 м2
F3 = 0,083*0,132*18*3 = 0,592 м2
F4 = 0,017*0,132*18*3 = 0,121 м2
F5 = 0,009*0,154*8*3 = 0,033 м2
F6 = 0,007*0,154*8*3 = 0,026 м2
F7 = 0,022*0,120*2*3 = 0,016 м2
F8 = 0,020*0,154*16 = 0,050 м2
-----------------------------
Итого: Fбок = 1,144 м2
Поверхность верхнего и нижнего оснований
F9 = (0,294*0,120*2 – 0,083*0,017*9*2)*3 = 0,135 м2. (169)
Итого, омываемая поверхность насадки в секции равняется
Fнас = 1,144 + 0,135 = 1,279 м2. (170)
Поверхность стен, приходящаяся на высоту одного ряда насадки (0,154 м):
Fст = (0,370 + 0,420)*2*0,154 = 0,243 м2. (171)
Общая омываемая поверхность одного ряда насадки и стен в секции
ΣF = 1,279 + 0,243 = 1,522 м2. (172)
Площадь свободного сечения насадки
Smin = (0,083*0,017*9 + 0,294*0,007*2 + 0,080*0,009*2 + 0,007*0,009*4)*3 + 0,420*0,009*2 + (0,370 – 0,009*2)*0,009*2 = 0,069 м2. (173)
Периметр свободного сечения
Pmin = [(0,083 + 0,017)*2*9 + 0,294*2 + 0,080*2 + 0,007*8 + 0,009*8]*3 + +0,020*16 + (0,370 + 0,420)*2 = 9,928 м. (174)
Гидравлический диаметр свободного сечения
Dr = 4*Smin/Pmin = 4*0,069/9,928 = 0,028 м. (175)
10.8.3.2. Эквивалентная толщина насадки
При определении суммарного коэффициента теплообмена Кп оперируют с эквивалентной толщиной насадочного кирпича, которая представляет собой объем кирпича, деленный на его омываемую поверхность. Заменим условно кирпич однородной плоской плитой, толщина которой "δ". Эквивалентная толщина плиты равна
объем/поверхность = V/2*F = F*δ/2*F= δ/2. (176)
Определим эквивалентную толщину кирпича δ/2 для насадки комбинированных печей с нижним подводом.
Объем кирпича
V = L*B*h – Smin*h = 0,370*0,420*0,154 – 0,069*0,154 = 0,013 м3. (177)
δ/2 = V/Fнас = 0,013/1,279 = 0,01 м. (178)
10.8.3.3. Определение суммарного коэффициента теплообмена Кп
Отличительной особенностью регенеративного процесса является то, что температуры продуктов горения Tпг, газа T'г, воздуха T'в и насадки Tн не сохраняются постоянными и непрерывно меняются по высоте регенератора, во времени, а температура насадки, кроме того, и по толщине кирпича "δ/2". Однако при многократном повторении циклов наступает установившийся режим, при котором соблюдается постоянство изменения температуры газов и насадки в любой точке регенератора в течение каждого периода. Такой режим называется квазистационарным.
Закономерность изменения во времени температур Tпг, T'г и T'в и температуры поверхности кирпича насадки Tн - средних по высоте регенератора может быть показана графически.
В процессе нагрева температура насадки возрастает, при этом кирпич все меньше принимает тепла, что приводит к повышению температуры отходящих продуктов горения. В период охлаждения насадки температура последней уменьшается, и также понижается температура газа и воздуха, проходящего через соответствующие регенераторы.
Для вывода формулы, по которой рассчитывается Кп, заменим переменные во времени температуры Tпг, T'г, Тв, Tн и T'н средними за период нагрева и охлаждения и рассмотрим процесс теплообмена в регенераторе, воспользовавшись законом Ньютона-Рихмана.
Для возможности применения этого закона к процессу теплообмена в регенераторе, в котором тепло при прохождении продуктов горения и газа передается не только конвекцией, но и лучеиспусканием, представим коэффициент теплоотдачи α, состоящим из двух слагаемых: коэффициентов теплоотдачи конвекцией αк и лучеиспусканием αл
(α = αк + αл ). (179)
Рассмотрим процесс теплообмена во время нагрева и охлаждения насадки.
В полупериод нагрева количество тепла Q, переданное продуктами горения насадке, равно
Q = 4,19 * α *F (Tпг – Tн), кДж/полупериод (180)
Здесь: α = αк + αл - коэффициент теплоотдачи от продуктов горения к насадке, кДж/м2*ч*град;
F - поверхность теплообмена, м2;
Продолжительность полупериода нагрева равна 1/3 часа.
В полупериод охлаждения насадки количество переданного газу и воздуху тепла Q' составит
Q' = 4,19* α’ *F* (T'н – T'г,в), кДж/полупериод (181)
Здесь: α’ = αк’ + αл’ - коэффициент теплоотдачи от насадки к газу (для воздуха, который практически не излучает, α' = α'к), кДж/м2*ч*град;
Время охлаждения равно 1/3 часа.
Количество тепла, переданное продуктами горения непосредственно газу и воздуху, минуя насадку, замеры температуры которой на действующих печах весьма затруднительны, можно выразить уравнением
Q = 4,19*К+*F* (Tпг – T'г,в), кДж/период, (182)
используя суммарный коэффициент теплообмена К+ (кДж/м2*ч*град).
Обозначим К+ = Кп, где К+ - коэффициент теплообмена между продуктами горения и газом (воздухом) в регенераторе за период в 40 минут (кДж/м2*пер.*град).
Q = 4,19*Кп*F*(Tпг – T'г,в), кДж/период (183)
А теперь алгебраическим путем определим Кп, исключив из расчета поверхность теплообмена F, которая нам неизвестна.
Из уравнений имеем:
Tпг – Tн = Q/α*F и T'н – T'г,в = Q'/α' *F '. (184)
Сложив эти выражения и оставив в левой части разность температур Tпг-T'г,в, подставим вместо нее ее значение в уравнение.
Q/K+*F = Q/α*F + Q'/α'*F' + (Tн – T'н). (185)
Имея в виду, что Q = Q', разделим все члены уравнения на Q/F, в результате чего получим:
1/Кп = 1/α + 1/α' + F/Q*(Tн – T'н). (186)
Для дальнейших выкладок процесс нагрева и охлаждения кирпича рассмотрим несколько подробнее, для чего повернем кривую охлаждения насадки с полупериода ' на полупериод. Из рисунка 60 видно, что температуры поверхности насадки в начале нагрева и в конце охлаждения, равно как и в конце нагрева и в начале охлаждения, совпадают, в то время как сами процессы нагрева и охлаждения описываются разными кривыми. При этом средние температуры насадки за полупериоды и ' не одинаковы, причем Tн > T 'н. Различие средних температур поверхности кирпича за время его нагрева и охлаждения при одинаковых начальной и конечной температуре носит название теплового гистерезиса. Явление гистерезиса связано с тем, что коэффициенты теплоотдачи "α", теплопроводности λ и теплоемкость насадки "с" на восходящем и нисходящем потоке не одинаковы.
Естественно, что разность средних за время нагрева и охлаждения температур поверхности кирпича представляет собой только часть от разности температур Tн max и Tн min. Последнее можно выразить в виде равенства
Tн - T'н = (Tн max - Tн min)/ K, (187)
где K - некоторый коэффициент, характеризующий соотношение рассмотренных разностей температур.
С другой стороны, количество тепла, затрачиваемое на нагрев и отдаваемое при охлаждении насадки, может быть вычислено, как тепло, расходуемое на изменение теплосодержания кирпича.
Q =4,19* F*δ/2*ρ* с*(Tн max – Tн min)*n, кДж (188)
где F*δ/2, ρ ,с - соответственно объём, плотность и теплоемкость насадочного кирпича, n - коэффициент использования насадки, учитывающий, что температура поверхности кирпича не равна температуре всей его массы, и равный отношению действительно аккумулированного тепла к теплу, которое могло бы быть аккумулировано насадкой при ее бесконечно большой теплопроводности (λ = ∞).
Коэффициенты К и n, зависящие от критериев нагрева Фурье и Био, для насадки коксовых печей довольно постоянны и равняются: К = 3; n = 0.95. Плотность шамотного кирпича равна 1860 кг/м3, а его теплоемкость c в зависимости от температуры рассчитывается по формуле
с = 4,19*(0,21 + 0,000055*T), кДж/кг*град,; (189)
где: T - средняя температура насадки за весь процесс, 0С.
Подставим разность максимальной и минимальной температуры поверхности кирпича (Tн max – Tн min) из равенства в равенство, а затем разность средних температур (Tн – T'н), в свою очередь, в равенство. В результате получим конечную формулу для определения суммарного коэффициента теплообмена за период.
1/Кп = 1/α + 1/α' +1/δ/2*λ* с* n*К, (190)
где 1/Кп - величина, обратная общему коэффициенту теплообмена в регенераторе, или суммарное тепловое сопротивление при переходе тепла от продуктов горения к воздуху (газу);
1/α - тепловое сопротивление при передаче тепла от продуктов горения к насадке;
1/α' - тепловое сопротивление при переходе тепла от насадки к воздуху (газу);
1/ ε = 1/δ/2*λ*c*n*K - тепловое сопротивление самой насадки.
Если 1/ ε принять равным нулю (случай идеального теплообмена), то ошибка при определении Кп будет равна 5%.
Приведенный метод расчета коэффициента Кп разработан немецким теплотехником К.Руммелем. И.Д.Семикин и Э.М.Гольдфарб предложили другую формулу для определения 1/ ε, применение которой, как показали специальные сопоставления, дает результаты, наиболее четко согласующиеся с опытными данными. По Семикину и Гольдфарбу
1/ ε = 2/3*δ/2*1/ [1 - 2/15*(δ/2) *1/а ], (191)
где: λ - коэффициент теплопроводности кирпича насадки, зависящий от температуры; для шамотного огнеупора λ = 4,19*(0,72 + 0,0005*t), кДж/м*час*град; t - средняя температура насадки за весь процесс ( 0С); а - коэффициент температуропроводности кирпича; а = λ/ρ*с, м2/час. Продолжительность нагрева или охлаждения равна 1/3 часа.
10.8.3.4. Определение коэффициентов теплоотдачи конвекцией и лучеиспусканием
В настоящее время для определения коэффициента теплоотдачи конвекцией αк в регенераторах коксовых печей со щелевидной фасонной насадкой используется формула Бема, которая выведена для кирпичных каналов с шероховатой поверхностью и ламинарным режимом движения потока.
αк = 4,19*(0,9617 + 0,2125*Wo/Dг )*Т ,кДж/м2*ч*град, (192)
где: Т - температура газа, воздуха и продуктов горения, К
Wo- скорость газов в регенераторе при нормальных условиях, м/с;
Dг- гидравлический диаметр свободного сечения насадки, м.
Коэффициент теплоотдачи лучеиспусканием αл определяется на основании законов лучистого теплообмена по методике, изложенной в разделе Теплопередача в отопительном простенке.
Так как температура газов и насадки по высоте регенераторов значительно меняется, а коэффициенты αк и αл от температуры зависят по-разному, суммарный коэффициент теплообмена Кп вычисляется отдельно для верха и низа регенератора, после чего берется его среднее значение.
10.8.3.5. Определение поверхности теплообмена и необходимого количества насадки
Расчет поверхности F производится на основании закона конвективного теплообмена по формуле:
F = Qп/Кп* t , м2, (193)
где Qп - количества тепла, полученное воздухом(газом) в регенераторе и равное разности теплосодержаний этих продуктов после и до нагрева, кДж/период;
Кп - суммарный коэффициент теплообмена, кДж/м2*пер*град;
t – средняя логарифмическая разность температур, равная:
(t2пг – t2г,в) – (t1пг – t1г,в)
t = ---------------------------------------- (194)
ln(t2пг – t2г,в/t1пг – t1г,в)
Зная потребную поверхность теплообмена F и омываемую поверхность одного ряда насадки и стен Σ F, можно определить число рядов насадки "m", которое необходимо уложить в регенераторе:
m = F/ Σ F, шт. (195)
12. РАСЧЕТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ
12.1. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС СУХОГО ТУШЕНИЯ КОКСА
Обычно тепловой баланс сухого тушения кокса рассчитывают на часовую производительность камеры и определяют требуемое для охлаждения количество циркулирующих газов и коэффициент полезного отбора тепла. При расчете температуру кокса поступающего в камеру тушения принимают равной температуре конца коксования.
Уравнение теплового баланса установки:
Qкокса + Qу = Qц.г + Qп.у + Qатм = Qпаp + Qо.с, (241)
где Qкокса - теплота, получаемая при охлаждении кокса в камере тушения;
Qу - теплота, получаемая в результате угара части кокса;
Qц.г - теплота, переданная от кокса к циркулирующим газам;
Qп.у - теплота, теряемая вследствие подсоса и утечек циркулирующих газов в системе;
Qатм - теплота, теряемая поверхностью камеры тушения в атмосферу;
Qо.с - теплота, теряемая в окружающую среду котельным агрегатом.
Qкокса = Qг - Qх = G (Сн tн - Cк tк), (242)
где Qг и Qх – тепло внесенное в камеру горячим и вынесенное с охлажденным коксом;
G - количество охлаждаемого кокса ( кг/час );
Сн и Ск - теплоемкости кокса при температурах загрузки и выдачи, кДж/(кг град.)
tн и tк - температура кокса при загрузке и выдаче, 0С;
Qy = (G*φ*Qнр)/100, где φ - степень угара кокса при тушении, %;
Qнр - низшая теплота сгорания кокса на рабочую массу, кДж/кг;
Qц.г = V*(С’к t’к – С’н t’н ) = Q’к – Q’н ; (243)
Q’к и Q’н - тепло, внесенное в котел циркулирующими газами и тепло уходящих газов, кДж/ч;
V - объем циркулирующих газов в системе при нормальных условиях, м3/ч;
С’к и С’н - теплоемкости газов на выходе из камеры тушения и входе в нее, кДж/(м3 град.);
t’к и t’н - температура газов на выходе из камеры тушения и входе в нее, 0С;
Qп.у = G φ Vп.у (Сг tг – Св tв) ; (244)
Cг - теплоемкость циркулирующих газов, теряемых в атмосферу, кДж/(м3 град.);
tг - температура циркулирующих газов, 0С;
Cв - теплоемкость воздуха, кДж/(м3 град.);
tв - температура воздуха, 0С;
Vп.у - объем воздуха для сжигания 1кг кокса по реакции:
Vп.у = 8,9 *(1 - m), где m - коэффициент, учитывающий содержание золы в коксе;
Qатм.= (αл + αк)*(tп – tв) F, где αл и αк - коэффициенты теплоотдачи излучением и конвекцией в атмосферу, кДж/(м ч град.);
[(Тп/100) – (Тв/100)]
αл = С*--------------------------- ; (245)
tп – tв
αк = 1,43 Δt ; Δt = tп – tв (246)
где С - коэффициент лучеиспускания материала поверхности камеры, кДж/(м ч град.);
tп , (Tп) - температура поверхности камеры, 0С (К); tв , (Tв) - температура окружающего воздуха, 0С (К);
F - наружная поверхность камеры, м2 ;
Qпар = Dп.п (hп.п – hп.в) + D *kпр* (hк.в – hп.в)/100, (247)
где Dп.п - количество вырабатываемого перегретого пара, кг/ч;
Kпр – коэффициент продувки котла, %; hп.п – энтальпия перегретого пара, кДж/кг; hк.в - энтальпия котловой воды, кДж/кг; hп.в - энтальпия питательной воды, кДж/кг.
Потери тела котельным агрегатом в окружающую среду в результате естественной конвекции и излучения наружными поверхностями агрегата:
Qо.с = V C’к * t’к (q / 100) (248)
где q - потеря тепла в окружающую среду, %
12.2. РАСЧЕТ КОТЛА-УТИЛИЗАТОРА
В расчете в качестве исходных данных принимают геометрические характеристики котла и давления пара, а также параметры циркулирующего газа, поступающего в котел (расход Vо, м3/с); состав и температуру tн, 0С. Принимают также температуру питательной воды tп.в, 0С, и в первом приближении температуру перегретого пара tпп, 0С.
Порядок расчета котла следующий:
Рассчитывают теплопередачу в элементах котла. Расчет ведут последовательно по отдельным элементам пароперегревателя, испарительных поверхностей, экономайзера по ходу циркулирующего газа. Задаются температурой циркулирующего газа за первым пакетом t"д. По уравнению теплопередачи рассчитывают количество тепла, переданное циркулирующим газом пароводяной смеси на этом участке поверхности нагрева, Вт:
Q0 = К*F0 tcp; (249)
где К - коэффициент теплопередачи, Вт/(м2 К), рассчитываемый обычными методами;
F0 - поверхность нагрева элемента, м2 ;
tср – средний логарифмический температурный напор, 0С.
По уравнению теплового баланса находят энтальпию циркулирующего газа за элементом поверхности нагрева:
i"д = i'д – Q0/( V0 & ), (250)
где & - коэффициент сохранения тепла.
По i"д определяют t"д. Если полученная температура отличается от принятой более чем на 5% , то производят пересчет по новой температуре t"д, которая принимается как среднее между полученной и ранее принятой. Как правило, после второго расчета температуры сходятся.
Аналогичным образом рассчитывают остальные элементы поверхности нагрева.
При расчете коэффициентов теплопередачи можно пренебречь тепловым сопротивлением теплоотдачи к воде, пароводяной смеси и пару и рассчитать К по формуле:
К = 1/( 1/α + e ), (251)
где α - суммарный коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучения со стороны камеры тушения, Вт/м2 К;
е - тепловое сопротивление отложений на трубах, равное 0,005 - 0,01 м2*К/Вт.
При работе котла на незагрязненных газах е принимают равным нулю.
После расчета последнего элемента поверхности нагрева и определения температуры уходящих газов tк по теплу, отданному циркулирующими газами, определяют тепло, полученное водой и паром:
Qк = Vo (iдн - iдк) & = Dс (i - iп.в + 0,01 n (i' - iп.в)) (252)
где Dc – паропроизводительность котла, кг/с;
n - величина продувки, %;
i' - энтальпия кипящей воды, кДж/кг;
iп.в - энтальпия питательной воды, кДж/кг;
i - энтальпия перегретого пара, кДж/кг.
Iдн - энтальпия продуктов сгорания начальная, кДж/кг;
Iдк - энтальпия продуктов сгорания конечная, кДж/кг;
Паропроизводительность Dс и температура перегрева tпп связаны между собой также уравнением баланса тепла в пароперегревателе:
Qп.п = Vод (i'п.п - i"п.п) & = Dс (i - i") (253)
где Qп.п - количество тепла, полученное паром в пароперегревателе, кВт;
i'п.п и i"п.п - энтальпия продуктов сгорания до и после пароперегревателя, кДж /кг;
i" - энтальпия сухого насыщенного пара, кДж/кг.
Из совместного решения уравнений (252) и (253) определяют энтальпию перегретого пара,
iп.в - 0,01 n (i' - iп.в)
i = Qк i" – Qп.п -------------------------------- (254)
Qк – Qп.п
а по i определяют температуру перегретого пара tпп.
Паропроизводительность котла - утилизатора:
Qп.п
Dc = ---------- (255)
i - i"
Если расхождения между принятым и рассчитанным по формуле (254) значением tпп превышают 5%, расчет необходимо повторить начиная с расчета пароперегревателя.
13.3.2. Вертикальная усадка загрузки в печных камерах разной высоты
Для практического использования получены уравнения зависи мости абсолютных величин усадки по стадиям процесса (Y1, Y2; Y3) и общей (У) от уровня измельчения угольной шихты (Х1 =70-82% класса <3 мм), ее влажности, % (Х2 = 5,5-8,7), выхода летучих веществ на сухую массу, % (Х3 = 23-28) и полезной высоты печных камер, м (Х4 = 4-6,7).
Y1 = - 35,666+1,5379*Х2*Х4 - 0,0089649*Х12 +0,58481* Х1 *Х4 (262)
Y2 = - 10,261 + 0,21186*Х3*Х4 + 0,014145*Х12 (263)
Y3 = - 6,8783 + 0,053973*Х1*Х3 + 0,89929*Х2*Х4 (264)
Y = - 34,99 + 0,61947*Х2*Х3 + 0,89225*Х1*Х4 (265)
На первой стадии усадка тем больше, чем выше уровень измельчения угольной шихты и высота печной камеры; при увеличении влажности усадка вначале растет, а затем начинает снижаться. Величина влажности, при которой усадка наибольшая, будет тем выше, чем больше высота загрузки, во всех случаях она находится вне пределов области экспери ментирования.
На второй стадии усадка тем больше, чем выше уровень измельчения угольной шихты и меньше высота камеры. Это можно объяснить тем, что усадка в данном случае идет, в основном, в результате спекания оста точного материала угольной загрузки и частично нейтрализуется вспучиванием, что в свою очередь, зависит от плотности насыпной массы угля после подсушки: чем больше плотность, тем больше вспучивание.
Усадка на третьей стадии тем больше, чем выше уровень измельчения шихты, выход летучих веществ из нее и чем меньше высота камеры коксования. То есть исходная плотность, и плотность полученного полу кокса определяют величину усадки в завершающей стадии процесса.
Полная усадка тем больше, чем выше уровень измельчения шихты, влажность, выход летучих веществ и чем меньше высота камеры.
13.3.3. Горизонтальная усадка загрузки и конечный вид коксового пирога
Горизонтальная усадка, а точнее отход боковых поверхностей коксового пирога от стен и образование раздела между двумя его поло винами в осевой плоскости, происходит после превращения сомкнув шихся пластических слоев в полукокс и до завершения коксования. Во времени она совпадает с 3-й стадией вертикальной усадки. Оба вида усадки имеют одну природу, поэтому, учитывая характер сжатия полукокса-кокса, можно допустить, что отно сительная величина усадки в вертикальном и горизонтальном направ лениях одинакова.
Таким образом, зная закономерности изменения относительной усадки на разных стадиях коксования и распределения угольной загрузки по плотности в печной камере, можно описать картину конечного вида коксового пирога. Для этого взяты результаты исследования плотности загрузки в полномасштабной модели печной камеры.
Разделение коксового пирога на две половины происходит в период, когда завершается затвердевание вспучившейся массы пласти ческого слоя в вертикальной осевой плоскости загрузки. После этого усадка каждой половины идет раздельно к своим центрам.
Если учесть толщину рыхлой губчатой массы кокса, образовав шейся после затвердевания пластического слоя, и разницу в температурах по ширине коксуемого массива, то ширина зазора в осевой плоскости между половинами коксового пирога будет равна не менее чем двум зазорам между стеной и боковой поверхностью.
При равных условиях коксования по длине и высоте камер усадка коксового пирога зависит от исходной плотности загрузки, а конечная конфигурация перед выдачей должна соответствовать характеру исход ного распределения плотности насыпной массы угольной шихты в печной камере: чем выше плотность, тем больше будет соответствующий ей объем участка коксового пирога, т.е. меньше вертикальная и боковая усадка, и, наоборот, чем ниже исходная плотность, тем больше усадка.
При равных условиях коксования по длине и высоте камер усадка коксового пирога зависит от исходной плотности загрузки, а конечная конфигурация перед выдачей должна соответствовать характеру исход ного распределения плотности насыпной массы угольной шихты в печной камере: чем выше плотность, тем больше будет соответствующий ей объем участка коксового пирога, т.е. меньше вертикальная и боковая усадка, и, наоборот, чем ниже исходная плотность, тем больше усадка.
На рисунке 71 показано распределение шихты по плотности средней по высоте (ряд I), а также усредненные для трех уровней (ряды 2,3,4) по высоте. Снизу каждому значению плотности соответствует усадка: в первом ряду полная вертикальная (Y), на всех остальных уровнях отход боковой поверхности коксового пирога от стен (Yос).
Верхний уровень коксового пирога имеет существенные различия по высоте под люками, между люками и у дверей. Если в печах старых конструкций эти различия не были заметными, то в печах с высотой камер 6 - 7 м они достигли 100 - 150 мм, и их необходимо учитывать при расчете уровня перевала продуктов сгорания отопительного газа. Имеются различия и в отходе боковой поверхности коксового пирога от стен даже по усредненным данным (от 2,9 до 4,2 мм). Между зонами самой большой и самой низкой плотности загрузки в коксовой камере различия будут еще больше (от 1,2 до 6,4 мм).
Величина теоретически рассчитанных данных согласуется с полученными путем непосредственного измерения горизонтальной усадки. Поданным, величина бокового зазора в одной и той же печной камере колеблется от 1 до 12 мм. Причем в тех случаях, когда в большинстве точек зазоры между коксовым пирогом и стенами камер <1,5 мм и почти отсутствуют зазоры > 4-5 мм, отмечается повышенное усилие при выдаче кокса.
На рисунке 72 на основе выполненного анализа приведено схемати ческое изображение формы коксового пирога в конце коксования: в нижней части под люками зазор наименьший. На более высоких уровнях усадка несколько увеличивается, а в самой верхней части снова умень шается, так как здесь шихта уплотняется планирной штангой. Между люками в нижней части камеры коксовый пирог имеет максимальный отход от стены. По направлению вверх зазор незначительно уменьшается. Вследствие меньшей плотности загрузки между люками, более быстрого соединения пластических слоев и большей величины горизонтальной усадки, стены печной камеры в этих зонах имеют в конце коксования повышенную температуру и сильнее заграфичиваются.
Аналогично описывается изменение ширины зазора между двумя половинами коксового пирога по оси печной камеры.
Выполненного анализ позволяет: определять уровень перевала продуктов сгорания отопительного газа коксовых батарей; прогнозировать величину горизонтальной усадки коксового пирога по результатам измерения вертикальной усадки загруз ки различной исходной плотности; в комплексе с другими показателями ориентировочно оценивать условия пиролиза парогазовых продуктов, уровень заграфичивания кладки печных камер и возможные затруднения в эксплуатации коксовых печей.
13.3.4. Особенности формирования коксового пирога в его осевой плоскости
Вопрос о причинах разделения коксового пирога на две половины по осевой плоскости практически не изучен. Исследования пока зали, что при различных температурах в простенках плоскость деления коксового пирога смещается в сторону меньшей температуры и проходит по сечению с наименьшей температурой. Следовательно, разделение кок сового пирога связано с завершением процессов пиролиза в сомкнувшемся пластическом слое, его отверждением и усадкой образовавшегося полукокса. Рассмотрим основные явления в загрузке, предшествующие разделению коксуемого массива.
В начале коксования образуется два слоя полукокса-кокса, которые прижимаются вспучивающимися пластическими слоями к стенам камеры. Так как каждый слой при нагревании дает усадку, объем полукокса-кокса оказывается меньшим, чем объем шихты, из которой он получен. Поэтому, несмотря на самоуплотнение шихты между пласти ческими слоями, суммарная плотность со временем снижается. Вспучи вающаяся пластическая масса уплотняет прилегающие слои шихты, поэтому ее плотность убывает еще быстрее. Особенно низких значений она может достигнуть в зоне их смыкания.
Однако платность сомкнувшегося пластического слоя может убывать лишь до величины, зависящей от свободного вспучивания шихты, пластифицированной парами смолы. После этого должен произойти "разрыв сплошности" - массивы полукокса-кокса возможно с прилегающими неотвердевшими пластическими слоями отрываются друг от друга.
В плоскости смыкания пластических слоев после прококсовывания образуется рыхлая непрочная масса, слабо связанная с основными массивами, которая легко разрывается под действием сил усадки.
Для подтверждения выдвинутой гипотезы проведены исследо вания, позволяющие визуально наблюдать процесс формирования струк туры коксового пирога в его средней части. Были проведены лабора торные коксования производственной шихты НТМК по ГОСТ 9521-75 до конечных температур в центре 400, 500, 600 и 700 °С. После достижения заданной температуры реторту с коксом извлекали из печи, герметизи ровали и охлаждали. Коксовый пирог извлекали из реторты в целом виде и разрезали поперек. Уже при низких температурах в середине пирога имеется высокопористая зона эллипсообразной формы, вытянутая по высоте. Эта зона претерпевает изменения по мере увеличения темпера туры, всё, более четко разделяя коксовый пирог на две части.
14.3. Перспективы непрерывных процессов коксования
« Совершенствование технологии производства кокса в батареях с горизонтальными печами делает этот процесс все более сложным, громоздким и дорогим и, в то же время, он не может полностью решить основные вопросы: независимость от угольной сырьевой базы, экологическую безопасность и полную автоматизацию производства. Поэтому над созданием непрерывных процессов работают как за рубежом (ФРГ, США, Румыния, Япония, Франция), так и в СНГ (ИГИ, УХИН, ВУХИН, Донецкий политехнический институт, Гипрококс).
Уровень разработок - создание опытно-промышленных установок производительностью 5-10 т/ч для отработки технологии и аппара турного оформления производства формованного кокса. К настоящему времени наиболее подготовленными к промышленному внедрению являются процессы DKS (Япония), ИЧЕМ (Румыния), FМС (США), НВNРС (Франция), БФЛ (ФРГ) и ФМК (СНГ - Украина и Россия).
Метод ВКS. В состав шихты входит до 20% хорошо спекающихся углей. Шихту подвергают традиционному брикетированию со связую щим, а брикеты термически обрабатывают в вертикальных печах периодического действия. С 1978 по 1982 г в доменной печи объемом 4000 м3 испытано 60 тыс. т формованного кокса. Установлено, что добавка его к обычному слоевому коксу в количестве 20-30% вполне допустима. Стоимость производства сравнима с традиционным слоевым. Японский Институт металлургии включает процесс DKS в концепцию развития коксового производства будущего.
Метод ИЧЕМ. В 1962 г построена опытно-промышленная установка производительностью 50 тыс. т/год. Состав шихты, %: спекающиеся угли - 20, слабоспекающиеся угли - 50-70, нефтяной кокс 10-25, пек — 10-13. Часть слабоспекающегося угля подвергают полукоксованию, смешивают с остальной шихтой, брикетируют. Термо обработку брикетов производят в печах с наклонным подом. Наилучшие результаты доменной плавки достигнуты при добавке 30% формованного кокса к обычному слоевому.
Процесс FМС. Производительность установки 8 т/ч. Процесс включает стадии: сушка исходного угля, полукоксование и коксование, смешивание мелкозернистого кокса со смолой полукоксования, брикети рование и двухступенчатая термообработка брикетов. При испытании 100% формованного кокса в доменной печи объемом 567 м3 повысилась ее производительность, но в доменной печи объемом 1138 м3 при использовании 80% формованного кокса были получены резко отрица тельные результаты: производительность снизилась на 11 %, а расход кокса увеличился на 17%.
Процесс НВNРС. Установка производительностью 6-7 т/ч постро ена в 1972 г. Состав шихты, %: пек 9,спекающиеся угли 10-30, неспекаю щиеся угли 60-80. Угольную часть шихты сушат, измельчают, смешивают с пеком, брикетируют, брикеты подвергают термообработке в шахтной печи. Наработано и испытано в доменной печи объемом 1900 м3 около 50 тыс.т кокса в течение 120 суток. Наилучшие результаты достигнуты при использовании 25% формованного кокса: производи тельность печи возросла на 6%.
Процесс БФЛ (Бергбауфоршунг-Лурги). Опытная установка производительностью 10-12 т/ч введена в 1974 г. Состав шихты, %: хорошо спекающиеся угли — 25 и слабоспекающиеся — 75. Слабоспекающийся уголь подвергают полукоксованию, смешивают со спекающимся и брикетируют при температуре перехода хорошо спекающегося угля в пластическое состояние. Брикеты подвергают термообработке. При использовании 100% формованного кокса в доменной печи объемом 764 м3 ее производительность снизилась на 7%, а удельный расход кокса возрос на 5%.
Анализ зарубежных технологий производства формованного кокса позволяет сделать следующие выводы:
- несмотря на значительную длительность разработок (около 40 лет), ни в одной стране процессы не осуществлены в промышленном масштабе;
- все способы предполагают участие хорошо спекающихся углей или связующего, а также брикетирование при высоком давлении (20-30 МПа);
- показана невозможность полной замены слоевого кокса формованным.
Способ производства ФМК (СНГ). Опытная установка ФМК производительностью. 5 т/ч по углю построена в 1959 г и реконструи рована с увеличением производительности до 9 т/ч в 1967 г. Состав шихты, %: газовые слабоспекающиеся угли (у = 6-9 мм) - 60-70, СС или ОС (у = 6 мм) и Т - 30-40. Стадии процесса: измельчение по схеме ДК, скоростной нагрей шихты до температуры перехода и пластическое состояние, изотермическое выдерживание и формование, спекание и прокаливание формовок в вертикальных печах непрерывного действия. Весь процесс осуществляется непрерывно в герметичной аппаратуре.
Получено около 20 тыс.т формованного кокса, который испытан в доменной печи объемом 700 м3 в течение 10 суток в 100%-ном варианте. Производительность доменной печи увеличилась на 5%, а расход кокса, уменьшился на 2,5%.
По результатам работ УХИНа, ВУХИНа и Гипрококса начато сооружение головной промышленной установки на Баглейском коксохимзаводе (Украина) производительностью 500 тыс.т в год. Однако в 1989 г строительство остановлено и установка была законсервирована на неопределенный срок.
Разработанный способ имеет значительные преимущества, по сравнению с зарубежными, по технологическим и экологическим показателям, уровню автоматизации. Себестоимость кокса несколько выше, чем слоевого вследствие усложнения технологии, но может быть снижена за счет имеющихся резервов на всех стадиях производства.
Непрерывно-периодический процесс слоевого коксования ДонПИ-УХИН разрабатывается в двух вариантах: печь с горизонтальной камерой (Донецкий политехнический институт) и печь с вертикальной камерой коксования (УХИН). Сущность его состоит в том, что измельченная до <6 мм угольная шихта определенными порциями загружается в печную камеру, подпрессовывается до плотности 950-1000 кг/м3 и перемещается по заданной программе до достижения заданной конечной температуры полукоксования-коксования с последующим охлаждением и сортировкой полученного углеродистого материала. Парогазовые продукты отводятся из. зоны пиролиза, охлаждаются и конденсируются. Этим способом возможно получение углеродистых материалов разной крупности и большого ассортимента жидких и газообразных продуктов. Термообработка загрузки осуществляется за счет теплопередачи через стенки камеры из обогревательных простенков. Предполагается строительство двухкамерного опытно-промышленного модуля производительностью 30 т/сут. (10-11 тыс. т в год).
Непрерывный процесс получения углеродистых материалов в кольцевой печи достаточно хорошо отработан в полузаводских условиях на Нижнетагильском меткомбинате и Московском коксогазовом заводе. Сущность метода заключается в нагревании до заданной температуры относительно тонкого слоя (50-200 мм) свободно лежащей загрузки па движущейся подине кольцевой печи. Процесс коксования протекает непрерывно и может быть разделен на три автоматически управляемые стадии:
- предварительного нагрева;
- спекания загрузки и образования полукокса;
- перехода полукокса в кокс.
Подвод тепла к загрузке осуществляется от нагретого перекрытия печи или непосредственно от продуктов сгорания. Режим проведения каждой стадии коксования регулируется автоматически в широких пределах независимо друг от друга и обеспечивает проведение каждой стадии при оптимальных условиях для данного типа угля и требуемого качества продуктов коксования. Парогазовые продукты коксования отводятся на каждой стадии процесса раздельно.
В кольцевой печи возможно в широких пределах изменять технологические параметры процесса: скорость термической перера ботки материала, конечную температуру его нагрева, высоту слоя загрузки, степень уплотнения и измельчения загрузки и др. В печи можно перерабатывать различное твердое и жидкое сырье угольного и нефтяного происхождения с получением продуктов разного назначения: металлургический и специальные сорта кокса, коксобрикеты, древесный уголь и т.д.
Первый промышленный агрегат для производства кокса по этому методу мощностью 110 тыс.т в год запроектирован и начато, но оста новлено, строительство на Зестафонском заводе ферросплавов (Грузия).
14.5.2. Основные "требования и пути обеспечения экологической безопасности предприятия
Экологическая обстановка коксохимических предприятий России неблагоприятна. В 1998 г удельные выбросы составили ~8 кг/т кокса с колебаниями по отдельным предприятиям от 3 до 15 кг/т. Основные компоненты выбросов, %: пыль - 17, сернистый ангидрид - 1О,6, оксид углерода - 55,1,оксиды азота - 4,4, сероводород и фенолы - по 1, цианистый водород - 1,4, аммиак - 2,13, нафталин - 0,2, бенз(а)пирен -0,0009. Основные источники выбросов — операции по загрузке и выдаче коксовых печей, избыточные газы УСТК, аспирационные системы углеподготовок и коксосортировок, трубы коксовых батарей, рассеянные выбросы дверей, стояков, люков коксовых печей, тушильные башни, воздушники химических цехов.
Для достижения ПДВ удельные выбросы должны быть снижены до ~2 кг/т кокса (для сравнения — на новых предприятиях ФРГ удельные выбросы не превышают 1 кг/т кокса). Необходимо обеспечить следую щий достигнутый мировой уровень экологической эффективности систем и оборудования коксовых батарей (таблица 34).
В зарубежной и отечественной практике накоплен значительный* опыт применения "эффективных технических решений по снижению вредных выбросов.
По системе обогрева:
- нижний подвод газа;
- ступенчатый подвод воздуха;
- рециркуляция продуктов горения (25-40%);
- уменьшение толщины греющих стен до 90-70 мм ;
- повышение коэффициента теплопроводности огнеупора до 2 Вт/м К;
- повышение степени очистки коксового газа на обогрев.
По системе газосборника:
- применение одного корытообразного газосборника со встроенными 2-3-позиционными клапанами;
- пневмоуплотнение крышек стояков;
- комбинированное уплотнение раструбов стояков;
- применение гидроинжекции, обеспечивающей разрежение не менее 2ОО Па под телескопом углезагрузочной машины.
Уплотнение дверей:
- применение гибкой системы типа "Флексит", обеспечивающей хорошее прилегание ножа уплотняющей рамки к зеркалу армирующей рамы;
- использование блочной футеровки без кирпичедержателя.
Технологические операции :
- загрузка печей производится в полуавтоматическом или автоматическом режиме, обеспечивающем бездымность на уровне 98-100%.
Беспылевая выдача кокса с эффективностью аспирации 98-100% обеспечивается :
- равномерной готовностью кокса ( 950-1050°С );
- применением двересъемных машин портального типа;
- приемом кокса тушильным вагоном с одной установки;
- применением стационарной коллекторной системы отсоса типа ''Министр Штайн";
- применением системы отсоса газов выдачи от дверей с машинной стороны;
- применением механизмов уборки ''концов" с машинной стороны.
Сухое тушение кокса с утилизацией и обезвреживанием избыточных газов. Мокрое тушение с подачей 2/3 воды через каналы в дне тушильного вагона, подобное применяемым на заводах ФРГ.
Эффективность перечисленных мероприятий подтверждается исследованиями германских специалистов. В 1950 году среднее удельное количество выбросов на коксохимических предприятиях ФРГ составляло ~8,5 кг/т кокса. В 1983 году, после осуществления наиболее крупных мероприятий (бездымная загрузка печей, беспылевая выдача кокса и др.), выбросы были снижены до ~3 кг/т. В 1986 году, после осуществления мер, главным образом, по герметизации оборудования (двери, крышки загрузочных люков, стояки, планирные лючки и др.) и снижения температур обогрева выбросы достигли ~1 кг/т и уже длительное время поддерживаются на этом уровне. Ниже, в качестве примера, приводятся показатели уменьшения выбросов пыли, %, при эксплуатации систем (в скобках - масса образующейся пыли, кг/т кокса):
загрузка шихты в печь 99 (0,15);
выдача кокса 99 (0,4);
тушение кокса 86 (0,35);
обработка кокса 99 (1,5).
Выбросы таких газов, как SO2, NOx, СО и ПАУ также значительно уменьшены в сравнении с периодом, когда эти мероприятия не были внедрены. Снижение выбросов из рассеянных источников составило, %:
загрузочные люки 99 (заливка люков после загрузки);
стояки 99 (устройство гидрозатворов);
двери печных камер 93 (двери типа "Флексит").
К этому следует добавить, что само по себе направление на внедрение большегрузных ширококамерных батарей является карди нальным экологически эффективным решением, так как при этом снижается количество циклов загрузка-выдача и существенно умень шаются удельные поверхности источников рассеянных выбросов.
Таким образом, для повышения экологической безопасности коксохимических предприятий целесообразно вести работу в двух направлениях:
- повышение единичной мощности коксовых агрегатов с увеличением ширины и высоты печных камер;
- применение эффективных технических и технологических средств для уменьшения организованных и рассеянных выбросов.
14.5.3. Сравнительные технико-экономические показатели коксовых батарей с камерами различного объема.
Переход страны к рыночным отношениям привел к постоянному изменению цен на все виды сырья конечную продукцию и работы. Поэтому представляется возможным спрогнозировать (с большой) степенью приближения) только капитальные затраты на строительство коксовых батарей и. в свободно конвертируемой валюте. Что касается эксплуатационных расходов, значительную их часть составляет заработ ная плата обслуживающего персонала, которая на данном этапе не может быть предсказана.
Исходя из отмеченного, сопоставление разных вариантов развития коксового производства будущего производилось нами по капитальным затратам, выраженным в долларах США. Для прогнозирования капзатрат использован упрощенный вариант методики, в общих чертах изложенной в. Ориентировочно, погрешность прогноза не превышает 20% с вероятностью 95%. По ней выполнен ряд расчетов, результаты которых сведены в таблицах 35 - 37. При их проведении были приняты основные условия, типичные для коксохимических предприятий РФ. Принято, что время на обработку одной печи составляет 12 мин.
Результаты технико-экономических расчетов для комплексов коксовых батарей конструкции Гипрококса из используемых печей со сравнительно малым полезным объемом камер (менее 40 м3), которые (комплексы) имеют одинаковую производи тельность. Как видно, батареи с полезным объемом коксовой камеры 21 м3 требуют самых больших капиталовложений (общих — 191 млн. долл. и удельных — 166 долл.год/т кокса), хотя они имеют и самый высокий КИПО (коэффициент использования полезного объёма) (364 т/м3 год). Для прочих типоразмеров печей уровни капиталь ных затрат существенно меньше и близки друг к другу (общие - 155-161 млн. долл., удельные - 135-140 долл/т кокса). По уровню КИПО наихудшими являются печи с полезным объемом камеры 31 м3 и ее средней шириной 0,45 м (316 т/м3 год), а остальные типоразмеры печей и в этом отношении примерно равноценны (354-358 т/м3 год).
В таблице 35 сопоставлены результаты расчетов для больше грузных коксовых батарей (существующих и проектируемых) разной производительности. Как видно, с увеличением производительности коксовой батареи от .930 до 1310 тыс. т /год, наращиванием полезного объема печных камер от 40 до 55 м3 и их средней ширины с 0,41 до 0,55 м возрастает число печей в батарее от 65 до 97, но снижается их КИПО с 354 до 245 т/м3 год. При этом общие капвложения увеличиваются со 126 до 197 млн. долл.; однако удельные капзатраты при средней ширине камеры 0,41 - 0,51 м остаются практически на одном уровне (135-139 долл.год/т кокса), а при увеличении ширины камеры до 0,55 м возрастают технико-экономические показатели коксовой батареи, особенно для ширококамерных печей. Так, для одноблочной батареи со средней шириной камеры 0,55 м КИПО возрастает с 246 до 284 т/м3 год, капвложения уменьшаются от 173 до 150 млн. долл., а удельные капзатраты - от 151 до 130 долл/т кокса.
В расчетах не были учтены затраты на улавливание и обезвре живание вредных выбросов. По зарубежному опыту, количество последних примерно пропорционально количеству печей, выдаваемых за единицу времени. При одинаковой производительности (1150 тыс. т/год) в комплексе.
Из 3 коксовых батарей с печами, имеющими камеры со средней шириной 0,41 м и полезным объемом 21 м3, за сутки будет выдаваться в среднем 24-50-3/14,9=242 печи, а на одной коксовой батарее с печами, имеющими камеры- со средней шириной 0,6 м и полезным объемом 47,8 м - 24-95/21,6=106 печей, то есть в 2,3 раза меньше.
Соответственно уменьшатся и затраты на улавливание и очистку выбросов. Если принять, что эти затраты для комплекса из печей с камерами полезной емкостью 21 м3 составят 20% от капитальных затрат на строительство комплекса, то есть 38,2 млн. долл., то для ширококамерной батареи они составят 38,2/2,3=16,6 млн. долл.
Были также выполнены расчеты для варианта конструкции коксовых батарей с емкостью печных камер 69 м3,предлагаемых ВУХИНом. Получены следующие конструктивные параметры, м: габа ритные размеры камеры: длина — 18,00; средняя ширина - 0,6; высота — 7.0; толщина стен - 0,095: толщина перекрытия - 1,72; межосевое расстояние - 1,57; уровень обогрева — 1,0. При производительности 1580 тыс. т /год кокса 6%-ной влажности количество печей в батарее из двух блоков составляет 96. Капзатраты на строительство такой батареи - 218 млн. долл., удельные капзатраты - 138 долл/т кокса.