А.Ф. ГРЕБЕНЮК, А.И. ЗБЫКОВСКИЙ
РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССОВ
КОКСОВОГО ПРОИЗВОДСТВА
Пособие по проектированию

А.Ф. Гребенюк, А.И. Збыковский
РАСЧЕТЫ ПРОЦЕССОВ
КОКСОВОГО
ПРОИЗВОДСТВА
Пособие по проектированию
Норд-Пресс
Донецк-2008
УДК 662.74.001.24(07)
ББК 35.512
Г79
Рецензенты:
В.И. Саранчук - доктор технических наук, профессор, главный научный
сотрудник отдела химии угля ИНФОУ НАНУ;
Г.А. Власов - доктор технических наук, генеральный директор ОАО
«Авдеевский КХЗ».
Гребенюк А.Ф., Збыковский А.И.
Г'79 Расчеты процессов коксового производства / Пособие по проектирова-
нию- Донецк: Норд-Пресс, 2008. - 322 с.: ил.
ISBN 978-966-380-232-9
Изложены теоретические основы и методики расчетов основных
процессов коксового производства. Рассмотрены современные конструк-
ции коксовых печей и машины для их обслуживания, параметры гидрав-
лического и теплового режимов, оборудование для тушения кокса. При-
ведены примеры расчетов процессов сушки угольной шихты в кипящем
слое, горения коксового газа в отопительных каналах печей, регенерации
тепла продуктов горения, материального и теплового балансов процесса
коксования, распределения давлений в отопительной системе, а также ус-
тановки сухого тушения кокса.
Книга предназначена для студентов химико-технологических фа-
культетов, специализирующихся по химической технологии топлива.
Может быть полезной инженерно-техническим работникам заводов и
проектных организаций.
УДК 662.74.001.24(07)
ББК 35.512
ISBN 978-966-380-232-9
© А.Ф. Гребенюк, А.И. Збыковский, 2008
© Норд-Пресс, 2008
ОГЛАВЛЕНИЕ
Предисловие.................................................
Введение....................................................8
Глава 1. Основные процессы и оборудование коксового
производства........................................10
1.1	Классификация коксовых печей..........................10
1.2	Основные конструктивные элементы коксовых батарей.....11
1.3	Коксовые печи системы ПВР с боковым подводом
отопительного газа.......................................14
1.4	Коксовые печи системы ПВР с нижним подводом
отопительного газа.......................................17
1.5	Машины и оборудование для обслуживания коксовых
печей....................................................18
1.6	Состав и основные параметры коксового цеха...........22
Глава 2. Сушка углей для коксования........................26
2.1	Установка для сушки углей в кипящем слое.............27
2.2	Расчет процесса горения коксового газа в топке.......30
2.3	Материальный и тепловой балансы процесса сушки
угольной шихты...........................................34
2.4	Определение размеров сушильного	аппарата.............40
2.5	Расчет топки.........................................47
2.6	Расчет пылеуловителей................................50
2.7	Гидравлический расчет сушильной	установки............57
2.8	Расчет сушилки с направленным перемещением кипящего
слоя на ЭВМ..............................................77
Глава 3. Коксование углей..................................86
3.1	Материальный баланс коксования.......................88
3
3.2	Расчет процесса горения коксового газа в вертикалах....99
3.3	Тепловой баланс коксования.............................112
Глава 4. Регенерация тепла продуктов горения.................124
4.1	Теоретические основы процесса теплообмена в
регенераторах..............................................124
4.2	Пример расчета регенераторов коксовых печей
системы ПВР................................................141
4.2.1	Исходные данные..................................141
4.2.2	Материальный баланс регенератора.................144
4.2.3	Тепловой баланс регенератора.....................146
4.2.4	Геометрические характеристики насадки
регенератора......................................148
4.2.5	Определение коэффициентов теплообмена в
регенераторе......................................152
4.2.6	Определение поверхности теплообмена..............159
Глава 5. Гидравлический режим коксовых печей.................161
5.1	Влияние гидравлического режима печей на процесс
коксования и основные требования к нему....................161
5.2	Уравнение Бернулли для газов...........................163
5.3	Особенности распределения давлений в отопительной
системе коксовых печей.....................................167
5.4	Гидравлические сопротивления в отопительной системе....171
5.5	Распределение давлений в сборных и распределительных
каналах....................................................177
5.6	Пример расчета распределения давлений в отопительной
системе коксовых печей.....................................184
Глава 6. Гидравлический расчет боровов и дымовой	трубы.....220
6.1	Пример расчета гидравлических сопротивлений боровов....221
4
6.2	Расчет дымовой трубы
232
Глава 7. Сухое тушение кокса...............................
7.1	История развития и пути совершенствования техники
сухого тушения кокса....................................236
7.2	Расчет установки сухого тушения кокса...............240
7.2.1 Тепловой баланс процесса тушения кокса.........240
7.2.2 Тепловой баланс котельного агрегата............246
7.2.3 Определение времени охлаждения кокса...........248
7.2.4 Определение размеров камеры тушения............262
7.2.5 Гидравлический расчет УСТК.....................263
7.2.6 Расчет процесса охлаждения кокса на ЭВМ........271
Список литературы.........................................291
Приложения................................................294
5
ПРЕДИСЛОВИЕ
Важное место в учебном процессе подготовки специалистов по техноло-
гии коксования углей отводится самостоятельной работе студентов по изуче-
нию теоретических основ технологических процессов и методов расчета ап-
паратуры. Самостоятельная работа способствует развитию у студентов навы-
ков пользования учебной, справочной и научной литературой, умения анали-
зировать различные технологические схемы процессов, конструкции аппара-
тов и принимать обоснованные решения поставленных задач.
Одним из сложных видов самостоятельной работы студентов является
выполнение курсовых проектов по основным дисциплинам и дипломного
проекта на завершающей стадии обучения. Для повышения эффективности
этой работы требуются современные учебные пособия, в которых изложены
на доступном уровне теоретические основы процессов и приведены примеры
расчетов аппаратов и технологических установок, в том числе с применением
ЭВМ.
Изданные ранее учебные пособия по расчетам коксовых печей и процес-
сов коксования, которыми руководствуются студенты специальности «Хи-
мическая технология топлива и углеродистых материалов» при выполнении
курсовых и дипломных проектов, характеризуются множеством ошибок в
расчетах, путаницей общепринятых терминов, смешением систем единиц из-
мерения величин в расчетных формулах, что естественно затрудняет их ис-
пользование.
При подготовке настоящего учебного пособия авторы стремились устра-
нить эти недостатки, соблюдать логическую последовательность изложения
материала, давать четкую формулировку решаемых задач и обоснование
применения соответствующих расчетных формул.
В данном учебном пособии изложены в сжатом виде теоретические осно-
вы и примеры расчетов основных процессов коксового производства - сушки
угольной шихты, коксования углей, горения газа в вертикалах, регенерации
тепла продуктов горения, сухого тушения кокса. Для наиболее сложных про-
цессов - сушки угольной шихты в кипящем слое и сухого тушения кокса на-
ряду с расчетами по интегральным уравнениям теплообмена приведены ал-
горитмы расчетов методом конечных разностей для выполнения вычислений
с применением ЭВМ.
Особые трудности в работе над курсовыми проектами студенты испыты-
вают при расчете гидравлических сопротивлений аппаратов и технологиче-
ских установок. Поэтому в настоящем пособии значительное место уделено
гидравлическим расчетам сушильной установки, отопительной системы кок-
совых печей, боровов, установки сухого тушения кокса, которые завершают-
ся выбором соответствующего тягодутьевого оборудования.
Все величины в расчетах представлены в международной системе единиц
измерения СИ. При использовании эмпирических формул различных авторов
приводится оригинальная форма их в соответствующей системе единиц из-
мерения и адекватная форма в системе СИ.
6

Авторы книги выражают благодарность рецензентам за замечания и по-
лезные советы, которые были по возможности учтены при редактировании
книги.
Критические замечания и пожелания читателей книги будут приняты с
благодарностью и учтены при подготовке пособия по расчетам процессов
улавливания химических продуктов коксования.
ВВЕДЕНИЕ
Коксовое производство является важной составной частью горно-
металлургического комплекса, продукция которого играет решающую роль в
развитии всех отраслей промышленности и сельского хозяйства Украины,
образует основные статьи ее экспорта.
Получаемый при высокотемпературной переработке углей твердый оста-
ток - кокс является важнейшим компонентом шихты, используемой в домен-
ных печах для производства чугуна. При этом кокс выполняет роль рыхлите-
ля шихты, технологического топлива и восстановителя железа. Несмотря на
определенные успехи в освоении технологии прямого восстановления желе-
за, большая часть чугуна и стали в обозримом будущем будет производиться,
по прогнозам специалистов, на основе доменного процесса, требующего до
450-470 кг кокса на каждую тонну чугуна.
В 1980 г. в Украине действовало 12 коксохимических предприятий (93
коксовые батареи) общей мощностью 41 млн. т валового кокса в год, в том
числе такие крупнейшие, как Авдеевский (4.2 млн. т в год), Мариупольский
(2 млн. т в год), Запорожский (1,66 млн. т в год) заводы, коксохимическое
производство металлургического комбината «Криворожсталь» (3,1 млн. т в
год). В последующие годы из-за изношенности печного фонда и неустойчи-
вых поставок коксующихся углей более 40 коксовых батарей было выведено
из эксплуатации. В 1998 г. в Украине работала 51 коксовая батарея с общей
производственной мощностью около 22 млн. т. Фактический же объем про-
изводства валового кокса сократился до 16 млн. т в год.
По оценкам специалистов для стабилизации производства кокса в Украи-
не до 2010 г. необходимо провести реконструкцию и капитальный ремонт 20
коксовых батарей. После реализации этой программы печной фонд Украины
будет состоять из 49 коксовых батарей общей проектной мощностью
25,3 млн. т валового кокса в год, что позволит удовлетворить внутренние по-
требности и увеличить экспортный потенциал.
Коксование углей является твердофазным высокотемпературным процес-
сом, осуществляемым в печах периодического действия. Эти особенности
коксового производства требуют разработки специального оборудования, за-
трудняют механизацию и автоматизацию технологических операций, обу-
словливают выделение большого количества вредных газов и пыли в атмо-
сферу. Поэтому актуальными задачами ученых и проектировщиков являются
совершенствование конструкций коксовых печей, разработка принципиально
новых технологий коксования, обеспечивающих сокращение вредных выбро-
сов в окружающую среду и улучшение условий труда.
Решение этих задач посильно только высококвалифицированным специа-
листам, владеющим теоретическими основами процессов, методами их ис-
следования и расчета, навыками проектирования аппаратов и технологиче-
ских установок. Подготовка таких кадров требует коренного улучшения ма-
териальной базы ведущих вузов, совершенствования учебных планов и про-
грамм, разработки новых учебных пособий, облегчающих самостоятельную
8
работу студентов по изучению основ специальности, развивающих творче
ский подход к решению производственных проблем.
9
ГЛАВА 1. ОСНОВНЫЕ ПРОЦЕССЫ И ОБОРУДОВАНИЕ
КОКСОВОГО ПРОИЗВОДСТВА
Производство кокса является высокотемпературным процессом, вклю-
чающим стадии нагревания угля до 1000-1050°С в закрытых камерах, охлаж-
дение выгруженного в специальные вагоны кокса путем орошения водой в
тушильной башне или продувкой его инертными газами в установке сухого
тушения, разделение кокса на классы по крупности [1-4].
Необходимое для нагревания угля тепло выделяется при сжигании коксо-
вого или доменного газов в специальных каналах (вертикалах), размещенных
в стенках камер коксования.
Для повышения компактности оборудования и облегчения обслуживания
коксовые печи сгруппированы в батареи по 45-77 печей, снабженные маши-
нами для загрузки шихты, выгрузки кокса, транспортирования его к тушиль-
ной установке и выполнения других операций.
С целью снижения расхода газа на обогрев коксовых печей предусматри-
вается использование тепла продуктов горения, выходящих из обогреватель-
ных каналов, для нагревания воздуха и бедного отопительного газа в регене-
раторах, размещенных под камерами коксования. С этой же целью угольная
шихта, предназначенная для коксования, подвергается сушке до влажности
8-9 %. Перспективным процессом считается также полное удаление влаги
шихты при нагревании ее до 250-300°С.
1.1 Классификация коксовых печей
В состав коксовых печей входят:
-	камеры коксования, в которых осуществляется нагрев угольной шихты
до 1000-1050°С с образованием в результате термической деструкции
твердого остатка - кокса;
-	расположенные между камерами коксования обогревательные простен-
ки с вертикальными отопительными каналами - вертикалами, в которых
происходит горение отопительного газа;
-	газораспределительные и воздухоподводящие каналы;
-	регенераторы, в которых производится подогрев воздуха и бедного ото-
пительного газа за счет тепла продуктов горения, отводимых из обогрева-
тельных простенков;
-	газовоздушные клапаны, регулирующие направление потоков газа и
воздуха.
Получившие наибольшее распространение в коксовом производстве кок-
совые печи классифицируются по различным признакам.
1)	В зависимости от вида горючих газов, применяемых для обогрева, кок-
совые печи делятся на три типа:
— отапливаемые только коксовым газом;
- отапливаемые только доменным газом;
10
комбинированные, которые могут отапливаться коксовым или домен-
ным газами.
7)	По схеме движения газов в обогревательных простенках различают
два вида печей:
- печи с перекидными каналами (ПК), в которых все вертикалы одного
простенка работают на восходящем потоке, образующиеся в них продукты
горения поступают по перекидным каналам в вертикалы смежного простен-
ка, которые все работают на нисходящем потоке;
печи с парными вертикалами и рециркуляцией продуктов горения, в ко-
торых отопительные каналы каждого простенка разделены глухими перего-
родками на пары сопряженных вертикалов, один из которых работает на вос-
ходящем потоке, образующиеся в нем продукты горения поступают через
перевальное окно в другой вертикал, работающий на нисходящем потоке.
Перегородка, разделяющая сопряженные вертикалы, кроме перевального ок-
на в верхней части имеет в нижней части рециркуляционное окно, через ко-
торое часть продуктов горения из нисходящего потока подсасывается в вос-
ходящий для разбавления горючей смеси и уменьшения скорости ее горения,
благодаря чему происходит вытягивание факела, обеспечивающее более рав-
номерное распределение температуры по высоте вертикала.
3)	В зависимости от способа подвода отопительного газа в обогрева-
тельные простенки печи делятся на два вида:
-	с боковым подводом отопительного газа, в которых коксовый газ подво-
дится из бокового распределительного газопровода по горизонтальному ка-
налу (корнюру) к газовым горелкам в вертикалах, а доменный газ (в случае
отопления им) и воздух поступают через газовоздушные клапаны в подовые
каналы регенераторов;
-	с нижним подводом отопительного газа, в которых коксовый газ подает-
ся из газопроводов, расположенных под фундаментной плитой, в каждый
вертикал по дюзовым каналам в поперечных перегородках, делящих регене-
раторы на отдельные секции.
1.2 Основные конструктивные элементы коксовых батарей
Общий вид коксовой батареи и основные ее конструктивные элементы
показаны на рис. 1.1. Кладка коксовых печей размещена на железобетонном
основании - фундаментной плите, состоящей из верхней и нижней плит,
между которыми проложены вдоль батареи борова для отвода продуктов го-
рения из отопительной системы. Эти борова соединяются общим боровом,
проложенным вдоль поперечной оси батареи, с дымовой трубой.
По краям батареи установлены подпорные стенки - контрфорсы, выпол-
ненные из железобетона и составляющие одно целое с фундаментной плитой.
В некоторых конструкциях по длине батареи имеется несколько контрфор-
сов, делящих батарею на отдельные блоки коксовых печей, что позволяет
11
Рис. 1.1 - Общий вид коксовой батареи:
1 — дымовая труба, 2 — рабочая площадка; 3 — камеры коксования; 4 — контрфорс; 5 — газоотводящий люк; 6 — загру-
зочный люк; 7 - свод камеры; 8 - перекрытие печей; 9 - уровень обогрева; 10 - вертикалы; 11 - корнюр; 12 - реге-
нератор, 13 — подовый канал регенератора; 14 — борова для отвода продуктов горения; 15 — фундаментная плита;
16 - вентиляционный боров; 17 - косой ход; 18 - отопительный простенок; 19 - под камеры; 20 - общий боров.
12
и пемонты отдельных блоков без нарушения режима работы остальных
ВеС ей Фронтальная сторона батареи, вдоль которой перемещается коксовы-
'талкиватель, называется машинной, а противоположная сторона, вдоль ко-
торой движется коксовозный вагон, называется коксовой. ~
Коксовые печи состоят из камер коксования и отопительной системы. От
фундаментной плиты до верха батареи кладку коксовых печей делят на 5 зон,
имеющих разное назначение и работающих в разных условиях, а именно: по-
довые каналы, регенераторы, газораспределительная зона, вертикалы, пере-
крытие вертикалов и камер коксования.
Основными конструктивными элементами камеры коксования являются
обогревательные простенки, под и свод камеры.
Свод камеры является частью перекрытия печей, в нем имеются люки для
загрузки шихты и патрубки для отвода летучих продуктов коксования.
Камеры коксования имеют ширину 400 - 480 мм, длину 11 - 17 м, высоту
4 - 7 м. Полезный объем камер коксования варьируется в пределах от 14 до
51 м3. Для облегчения выталкивания коксового пирога ширина камеры по-
степенно увеличивается с машинной стороны на коксовую. Изменение ши-
рины камеры в этом направлении, называемое конусностью, составляет
40 50 мм.
Обогревательные простенки разделены поперечными перегородками на
отдельные отопительные каналы - вертикалы. При сгорании газа в вертика-
лах образуется факел горения, длина которого зависит от интенсивности го-
рения газа и определяет равномерность нагревания угольной загрузки по вы-
соте камеры. При слишком коротком факеле верхняя часть загрузки надева-
ется недостаточно, и качество кокса при этом ухудшается. Для замедления
процесса горения применяют рециркуляцию продуктов горения, то есть воз-
врат части продуктов горения из нисходящего потока в основание факела че-
рез рециркуляционные окна, расположенные в нижней части разделительных
перегородок между вертикалами.
Высота обогревательного простенка меньше высоты камеры коксования.
Расстояние между нижними сечениями перекрытий вертикалов и камер кок-
сования, называемое уровнем обогрева, оказывает большое влияние на тем-
пературу в подсводовом пространстве камеры и степень пиролиза летучих
продуктов коксования. Чем больше вертикальная усадка угольного пирога
при коксовании, тем больше должен быть уровень обогрева.
Газораспределительная зона предназначена для распределения отопитель-
ных газов и воздуха по длине обогревательного простенка. В ней расположе-
горизонтальные каналы для подвода богатого (коксового) газа, называе-
мые корнюрами, и косые ходы для подвода воздуха и бедного (доменного)
напаравлРеГеНеРаТ°Р0В В вергикаль1 и отвода продуктов горения в обратном
ненн енеРагпоРы пРеДставляют собой узкие прямоугольные камеры, запол-
кяняЫе теплообменн°й насадкой - фасонными кирпичами со щелевидными
теппп!МИ Л™ прохода газов- Регенераторы предназначены для повышения
ехнического КПД коксовых печей путем нагревания до температуры
13
1000 - 1100°С воздуха и бедного газа, подаваемых в отопительные каналы, за
счет тепла выходящих из вертикалов продуктов горения. В современных
конструкциях коксовых печей чаще применяют «поперечные» регенераторы,
расположенные под каждой камерой и каждым простенком перпендикулярно
продольной оси батареи.
Подовые каналы расположены под регенераторами непосредственно на
фундаментной плите и предназначены для подвода и распределения воздуха
или доменного газа по длине регенераторов. Равномерность распределения
достигается с помощью колосниковой решетки, служащей опорой для тепло-
обменной насадки и имеющей отверстия переменной по длине подового ка-
нала формы.
Во всех системах коксовых печей подача и распределение по вертикалам
отопительного газа и воздуха производятся раздельно для машинной и кок-
совой сторон. Поэтому на каждой стороне батареи имеются автономные сис-
темы газораспределения и отвода продуктов горения.
Важными элементами коксовой батареи являются рабочие площадки, по
которым передвигаются двересъемные машины и обслуживающий персонал.
Под рабочими площадками имеются тоннели, где расположены газопроводы,
газовоздушные клапаны и кантовочные механизмы.
1.3 Коксовые печи системы ПВР с боковым подводом отопительного
газа
Отличительной особенностью печей системы ПВР являются обогрева-
тельные простенки, разделенные глухими перегородками на пары вертика-
лов, работающих сопряженно. В перегородке, разделяющей вертикалы каж-
дой пары, имеется два окна - перевальное вверху и рециркуляционное внизу.
В печах ПВР, обогреваемых доменным газом или с комбинированным
обогревом, под каждым обогревательным простенком расположены два ре-
генератора: один для доменного газа, другой для воздуха; каждый из регене-
раторов соединен короткими косыми ходами с вертикалами данного про-
стенка и длинными косыми ходами с вертикалами смежных простенков. При
обогреве коксовым газом комбинированных печей оба регенератора (и газо-
вый, и воздушный) служат для нагревания воздуха.
Коксовый газ поступает по двум параллельным корнюрам, проложенным
вдоль всего простенка, один из которых соединен с нечетными вертикалами,
а другой с четными. В период между двумя кантовками коксовый газ посту-
пает только в один корнюр, поэтому горение газов происходит в половине
вертикалов, а по другой половине вертикалов отводятся продукты горения.
Схема движения газов в регенераторах и отопительных простенках печей
системы ПВР с комбинированным обогревом показана на рис. 1.2. При обог-
реве доменным газом в один из периодов между кантовками воздух подается
через газовоздушные клапаны и подовые каналы в регенераторы 2р, 6р, Юр и
т.д., а доменный газ в регенераторы Зр, 7р и т.д. По коротким косым
14

ходам 1 газ и воздух поступают в простенки 1п, Зп и т.д., расположенные над
соответствующими регенераторами, а по длинным косым ходам 2 - в смеж-
ные простенки 2п, 4п и т.д.
Продукты горения из вертикалов, работающих на восходящем потоке, на-
пример, четных поступают через перевальные окна 4 в нечетные вертикалы,
работающие на нисходящем потоке, и далее по косым ходам в регенераторы.
Благодаря пониженному давлению газа и воздуха, выходящих с большой
скоростью из косых ходов, часть продуктов горения эжектируется из нисхо-
дящих потоков через рециркуляционные окна 5 в восходящие потоки. Вслед-
ствие разбавления горючей смеси инертными газами происходит снижение
скорости горения и вытягивание факела по высоте вертикалов.
Из простенков 1п, Зп и т.д. продукты горения отводятся по длинным ко-
сым ходам в регенераторы 1р, 4р, 5р, 8р и т.д., а из простенков 2п, 4п и т.д. -
по коротким косым ходам в регенераторы 4р, 5р, 8р, 9р и т.д., откуда продук-
ты горения поступают через подовые каналы и газовоздушные клапаны в бо-
рова.
После кантовки направление движения газов меняется на противополож-
ное: воздух поступает в регенераторы 1р, 5р, 9р и т.д., доменный газ - в реге-
нераторы 4р, 8р и т.д., а продукты горения отводятся в регенераторы 2р, Зр,
6р, 7р, Юр и т.д.
При обогреве коксовым газом подвод его в вертикалы, например, нечет-
ные, производится по одному из корнюров. После кантовки газ подается в
четные вертикалы по другому корнюру. При этом воздух подается одновре-
менно в воздушные и газовые регенераторы. Схема движения продуктов го-
рения такая же, как и при обогреве доменным газом.
Из приведенной схемы движения газов в отопительной системе ПВР вид-
но, что каждый обогревательный простенок соединен косыми ходами с двумя
парами регенераторов, а каждый регенератор (кроме двух крайних) с двумя
смежными простенками.
Благодаря простоте конструкции и возможности регулирования распреде-
ления температур по высоте и длине обогревательных простенков коксовые
печи системы ПВР с боковым подводом отопительного газа получили наи-
большее распространение в отечественной коксохимической промышленно-
сти.
Камеры коксования этих печей имеют ширину от 407 до 450 мм, высоту
от 4300 до 6000 мм, длину 13120 и 16000 мм. Полезный объем камер варьи-
руется в пределах от 20 до 32,6 м3. Обогревательные простенки печей имеют
от 26 до 32 вертикалов.
С увеличением размеров коксовых печей при боковом подводе отопитель-
ного газа удовлетворительное распределение его по длине обогревательных
простенков становится затруднительным. Поэтому в последнее время при
строительстве новых батарей и новых коксохимических заводов предпочте-
ние отдается печам с нижним подводом отопительного газа.
16
1 4 Коксовые печи системы ПВР с нижним подводом отопительно-
го газа
Отличительная особенность этих печей заключается в том. что коксовый
газ подается в вертикалы из газовых коллекторов, расположенных под верх-
ней фундаментной плитой вдоль каждого обогревательного простенка, через
газоподводящие вертикальные (дюзовые) каналы в разделительных стенках
между регенераторами и горелки с калиброванными отверстиями (рис. 1.3).
Под каждым обогревательным простенком имеется два газовых распреде-
лительных коллектора, один из которых соединен с нечетными вертикалами,
а другой с четными. Коксовый газ из газопровода через стопорные краны и
кантовочные краны поступает в распределительные коллекторы, откуда че-
рез резиновые рукава и цилиндрические диафрагмы, предназначенные для
регулирования расхода коксового газа на один вертикал, направляется в вер-
тикальные трубы, а затем в дюзовые каналы и горелки.
Регенераторы в этих печах разделены глухими перегородками на отдель-
ные секции, каждая из которых соединена косым ходом с определенным вер-
тикалом. Регенераторы отделены от подовых каналов колосниковыми решет-
ками с отверстиями, сечение которых может регулироваться снизу через спе-
циальные окна в фундаментной плите и подовых каналах.
При обогреве доменным газом воздух поступает из туннеля под действием
естественной тяги, создаваемой дымовой трубой, через газовоздушные кла-
паны и подовые каналы в воздушные регенераторы. Доменный газ из газо-
провода поступает в газовоздушные клапаны, подовые каналы и в газовые
регенераторы. Нагретые в регенераторах доменный газ и воздух поступают
по косым ходам в половину вертикалов каждого простенка, а продукты горе-
ния отводятся по сопряженным вертикалам в соответствующие секции реге-
нераторов, работающих на нисходящем потоке. Дальнейший путь продуктов
горения такой же, как и в печах системы ПВР с боковым подводом отопи-
тельного газа.
При обогреве коксовым газом необходимый для горения воздух подается
одновременно и в воздушные, и в газовые регенераторы.
Все секции каждого воздушного и каждого газового регенераторов рабо-
тают на одноименном потоке. Регенераторы с разноименными потоками раз-
делены утолщенными стенками, в которых выполнены дюзовые каналы для
дачи коксового газа в вертикалы. Эти стенки являются «опасными» с точ-
ки зрения прососов отопительного газа в регенераторы.
меп „КОКСОВЫХ печах, обогреваемых только коксовым газом, под каждой ка-
и коксования вместо двух узких регенераторов размещен один широкий.
являеН°ВНЫМ преимУ1Цеством печей с нижним подводом отопительного газа
оботе Я возможность оптимального распределения газа и воздуха по длине
коксоиВаТеЛЬНЬ1Х простенков, что обеспечивает снижение расхода тепла на
коксование и получение кокса высокого качества.
Расппепе статкам~этих печей следует отнести увеличение количества газо-
Р спределительнои арматуры и стоимости печей.
17
Рис. 1.3 - Коксовые печи с нижним подводом коксового газа (А - раз- <
рез по камере коксования и регенератору; Б - разрез по ото-
пительному простенку и дюзовым каналам):
1 - загрузочный люк; 2 - газоотводящий люк; 3 - камера коксования;
4 - косой ход; 5 - секционный регенератор; 6 - газовоздушный клапан;
7 - боров; 8 - нижняя фундаментная плита; 9 - верхняя фундаментная
плита; 10 - подовый канал регенератора; 11 - газопровод коксового га-
за; 12 - кантовочный кран; 13 — коллектор коксового газа; 14 - дюзовый
канал; 15 - перегородка между вертикалами; 16 - вертикал; 17 - смот-
ровая шахта.
1.5 Машины и оборудование для обслуживания коксовых печей
В состав коксового цеха входят батареи коксовых печей с обслуживаю-
щими машинами, угольные башни, установки тушения кокса, коксовые рам-
пы, коксосортировка.
Для удобства обслуживания и сокращения коммуникаций между цехами
коксохимического предприятия батареи коксовых печей размещаются вдоль
одной оси с разрывами для угольных башен и обслуживающих площадок-
18
печей с угольной башней между ними обычно образу-
Д« “'Хок в“ о“ с»»»"' °’ “К““ГО “““ ’ "еГ“
блока коксовых печей.	каждой батарее имеется комплект
SXZ» у“Х»»оаы™«наагель „ даерееь-
”ай™ иаш»ну Приемка выдаваемого и, печей одного блока кокса и гране-
“ртиров»“"о к тушильной установке производите, тушильным или коксо-
алчным вагоном, перемещаемым электровозом.
"1- башни предназначены для создания запаса угольной шихты,
обеспечивающего стабильную работу коксовых печей в течение двух смен в
случае нарушения подачи шихты из углеподготовительного цеха. Башня
представляет собой железобетонный бункер, разделенный перегородками на
2-4 секции. Внизу каждой секции установлен ряд затворов, с помощью кото-
рых шихта подается в бункера углезагрузочного вагона. Набор шихты в угле-
загрузочный вагон производится по объему или по массе. В последнем слу-
чае используются весы, установленные на загрузочном вагоне или стацио-
нарно под башней.
Установка мокрого тушения кокса состоит из тушильной башни, насос-
ной станции, отстойников шлама, сборника осветленной воды, грейферного
погрузчика и площадки для обезвоживания коксового шлама. Принципиаль-
ная схема установки мокрого тушения кокса показана на рис. 1.4.
Равномерное орошение раскаленного кокса обеспечивается с помощью
12 16 форсунок, включение которых производится автоматически после ус-
тановки тушильного вагона под башней. Время тушения кокса составляет
1,5-2 минуты и поддерживается автоматически с точностью до 1 с. По исте-
чении заданного времени насосы автоматически отключаются, а вагон с кок-
сом отстаивается под башней 30-60 с для стекания остатков воды.
В процессе тушения кокса испаряется 500-600 кг воды па 1 т кокса. По-
полнение водного цикла тушильной башни производится автоматически фе-
нольной водой после биохимической очистки или технической водой.
Коксовая рампа предназначена для приема кокса из тушильного вагона
после мокрого тушения и выдерживания кокса с целью испарения остатков
водьг на представляет собой наклонную площадку, расположенную вдоль
путей тушильного вагона (рис. 1.5).
абочая поверхность рампы выложена плитами из каменного литья. Раз-
ня Р коксов°й Рампы определяются из условия одновременного пребывания
более зп°Г Камер коксоваиия R течение 10-12 мин при толщине слоя не
комТня . ™	НаКЛ0На рампы (28°) обеспечивает сход кокса «самоте-
ется сектопнь1мОиРТеР' расположенный Вдоль рампы. На рампе кокс удержива-
чиальным механизмом^”’ П°ДЪвМ И опУскание которых производится спе-
емое на некотопьоГзяГ^Шения кокса (УСТК). Сухое тушение кокса, применя-
одах, позволяет использовать физическое тепло раска-
19
Рис. 1.4 - Схема мокрого тушения кокса:
1 - вытяжная труба; 2 - тушильная башня; 3 - оросительное устройство;
4 - быстродействующий запорный клапан; 5 - вагон с коксом; 6 - на-
порный водовод; 7 - грейферный кран; 8 - насосная станция; 9 - от-
стойник.
Рис. 1.5- Коксовая рампа:
1 - наклонная площадка; 2 - кокс; 3 - контактный датчик; 4 - секторный
затвор; 5 - опора; 6 - рычаг; 7 - дефлектор; 8 - контргруз; 9 - подвеска;
10 - копир; 11 - ролик; 12 - ленточный транспортер.
20
пенного кокса для получения пара, а также улучшить качество кокса и сни-
зить количество вредных выбросов в атмосферу.
Общий вид УСТК показан на рис. 1.6. Основными конструктивными эле-
ментами ее являются подъемник кокса, камера тушения, котел-утилизатор и
система циркуляции инертных газов, включающая дымосос, газоходы, пыле-
осадительную камеру и циклоны для очистки газов от пыли [5].
Камера тушения представляет собой цилиндрическую шахту, футерован-
ную шамотом. Верхняя часть камеры, называемая форкамерой, является на-
копителем раскаленного кокса, обеспечивающим «дозревание» кокса и не-
прерывную работу УСТК при циклических остановках и нарушениях подачи
кокса. Нижняя часть камеры выполнена из огнеупорного бетона и футерова
на чугунными и базальтовыми плитами. В нижней части размещены каналы
для ввода инертных газов в слой кокса и разгрузочное устройство а в веп ’
ней части имеется кольцевой канал (коллектор), соединенный косыми хола
ми с камерой тушения и газоходом с котлом-утилизатором.
Суточная производительность камеры сухого тушрмия
Гипрококса составляет 1200-1300 т. X ко^сов^Х^
водительностью 5000 т кокса в сутки требуется 4 рабочие камеры и 2 резерв
ных. Установки сухого тушения кокса размещаются параллельно Р Р
батареям за путями коксовозного вагона.	Р коксовым
Кокс сухого ИЛИ мокрого тушения ПОПяртро
коксосортировку.	д еТСЯ системои транспортеров на
Рис. 1.6 - Общий вид камерной УСТК системы ипрок .
1 - камера тушения; 2 - форкамера; 3 - верхний кольче 5 _ к0.
ной косых ходов; 4 - пылеосадительный бункер с перегор ’	х0.
тел-утилизатор; 6 - дымосос; 7 - разгрузочное устройство, 8 - рампа
полного кокса; 9 - циклоны.
21
1.6 Состав и основные параметры коксового цеха
Основным показателем коксового цеха является его мощность, то ecJ
максимальное количество кокса, которое может быть произведено за едини
цу времени, или соответствующее количество угольной шихты, которое
жет быть переработано за единицу времени. Мощность коксового цеха опре.
делается количеством и размерами коксовых печей и временем их оборота
(временем цикла), то есть интервалом времени от начала загрузки данной
печи до начала следующей загрузки той же печи. Время оборота печи скла-
дывается из времени пребывания угольной загрузки в печи - периода коксо-
вания Тк и времени обработки печи ^обр, затрачиваемого на операции за-
грузки шихты, выдачи кокса и подготовки печи к очередной загрузке, то
есть:
^об + ^обр 
Сокращение периода коксования с целью увеличения производительности
коксового цеха ограничивается максимально допустимой температурой в
обогревательных простенках.
Фактическая производительность коксового цеха по валовому коксу —
у ч )
определяется по формуле :
_0,01VKp<gKN
Сгк--------------------,	(1.1)
^об
где Ук - полезный объем камеры коксования, ,м3;
d	w
рш - насыпная плотность шихты в пересчете на сухую массу, —
лГ
gK - выход валового кокса из сухой шихты, % ;
N - количество коксовых печей, шт;
- время оборота печей, ч.
При проектировании новых коксовых батарей и коксохимических пред-
приятий из соотношения (1.1) определяют необходимое количество печей по
заданной потребности кокса в данном регионе.
Производительность действующего предприятия по влажной шихте опре-
деляется по формуле:
СГ _VK-Pr,u-N
(1.2)
об
22
т
где G; - производительность по влажной шихте,
- насыпная плотность
т
влажной шихты, у •
,м~
Комплект обслуживающих
ный вагон, коксовыталкиватель и
коксовые печи машин включает углеза: рузоч-
 ч двересъемную машину. Необходимое чис-
И ВЯГОН. KUKLUDD1 1 ctjlixrib*—»     АА г	”
комплектов обслуживающих машин определяется по формуле.
N ’ ^обр
К =-----------—
60 ' ^об ^11
(1.3)
где г, - продолжительность циклической остановки для проведения уборки
и текущих ремонтов, .мин .
Для соблюдения заданного времени оборота печей очень важна пропуск-
ная способность коксовой рампы, зависящая от ее длины и ширины. Размеры
рампы определяются из условия, что время пребывания на ней кокса должно
быть достаточным для охлаждения кокса (30 - 40 мин). Длина рампы прини-
мается кратной длине тушильного вагона с целью наиболее эффективного
использования ее рабочей поверхности, а толщина слоя кокса на рампе - не
более 300 мм для обеспечения интенсивного испарения влаги.
В соответствии с этими требованиями общая длина рампы определяется
по формуле:
N • т
1	_	* ОХЛ 1
Р	 1т.в
Тоб
где Т„ХА - время охлаждения кокса на рампе, ч;
hn.e ~ Длина тушильного вагона, м.
Ширина рампы определяется по формуле:
Ь
ук ' пр
Slr
(1-4)
(1-5)
пр - количество печных выгрузок на рампе, шт
S - толщина слоя кокса на рампе, м ;
1;, - длина рампы, м.
РаСЧеТ0в пРинимаем:
~ полезный ofi Г° 46X3 ВХ0ДЯТ четыРе батареи по 77 печей в каждой;
НЬ'И объем камеры коксования VK =30 л,3;
23
-	время оборота печей т„- = 16,5 ч;
-	время обработки одной печи тоб) =10 мин;
-	продолжительность циклической остановки г;. =75лшн;
-	время охлаждения кокса на рампе гОУ7 = 0,5 ч;
-	насыпная плотность шихты 8 % влажности ргш = 0,75 —у;
м3
—	насыпная плотность шихты в пересчете на сухую массу- р^^д^
Г’
-	выход сухого валового кокса из сухой шихты gK =77 %;
-	длина тушильного вагона „ = 14 м;
-	толщина слоя кокса на рампе 8 = 0,3 м.
Производительность коксового цеха по шихте 8 % влажности:
rr_VK-prlu-N 30-0,75-308	m
—---------=-----------= 420 —.
16,5	ч
()()
Производительность коксового цеха по сухой шихте:
G„, = 0,92 • G' = 0,92 • 420 = 386,4 —.
ч
Производительность коксового цеха по сухому валовому коксу:
Gd = 0,01 К Рш-gK-N = 0,01-30 0,69-77-308 _ 297 5 m
тоб	16,5	ч
Необходимое число комплектов обслуживающих машин:
„ ^тобр 308-10
А — ——— =--------------= 3,3 / .
60-^-т,, 60 16,5-75
Принимаем число комплектов обслуживающих машин равным 4, то есть
по одному комплекту на каждую батарею.
Приемка кокса и транспортирование его к тушильной установке могут
быть обеспечены, как показывает практика, двумя тушильными (или коксо-
возными) вагонами с электровозами. Рекомендуемый резерв обслуживают^
машин включает 1 углезагрузочный вагон, 1 коксовыталкиватель, 2 двересЪ"
емные машины, 2 тушильных вагона и 1 электровоз.
24
Общая длина рампы:
#-тох, 7 _308_03 14 = 13о,7 м .
‘общ—Г	1"1в	16,5
‘'ОО
принимаем две рампы длиной по 70 м каждая, расположенные по краям
Р блока печей. При этом на каждой рампе может одновременно нахо-
каждого
диться кокс из 5 печей.
Ширина рампы:
1'""	30 5 =7,14 л,.
h —	‘ — ———
81	0,3-70
25
ГЛАВА 2. СУШКА УГЛЕЙ ДЛЯ КОКСОВАНИЯ
Содержание влаги в угольной шихте оказывает большое влияние на ।
нико-экономические показатели процесса коксования и качество кокса г^1
существующей технике коксования оптимальное значение влажности Г
составляет приблизительно 8 %. При повышении влажности на каждый
цент период коксования увеличивается на 20 - 30 мин, а расход тепдаЯ
обогрев печей - примерно на 3 %, усиливается износ кладки печей из-чо На
Рет I
кого охлаждения при загрузке шихты, ухудшается качество кокса. Умен
ние влажности шихты ниже 8 % также нежелательно из-за увеличения vj
угольной пыли в газосборник и ухудшения условий труда.
Так как при обогащении углей с высоким содержанием мелких фракцИ“ I
получаемая шихта имеет влажность 11-12 % и более, то возникает необхо
димость ее сушки. На обогатительных фабриках сушке подвергают всю 1
ту (первый вариант) или наиболее влажные продукты обогащения - флота,
ционный концентрат, мелкий концентрат и шлам (второй вариант). Для уда.
ления одного и того же количества влаги по второму варианту расходуется
меньше тепла на нагревание высушиваемого угля, и это является основным
аргументом в его пользу. Однако с точки зрения устойчивости процесса суш-
ки, особенно в аппаратах с кипящим слоем, предпочтение следует отдать
первому варианту, так как шихта обладает большей сыпучестью, менее
склонна к комкованию и налипанию на рабочие органы сушилки. Кроме то-
го, при сушке шихты унос пыли из аппарата с отработанными газами значи-
тельно меньше, чем при сушке флотационного концентрата. Следует также
подчеркнуть, что тепло, затрачиваемое на нагревание шихты при сушке, по-
лезно используется при ее коксовании. Поэтому приведенный выше аргумент
в пользу сушки только наиболее влажных продуктов обогащения становится
неубедительным.
Для сушки углей на обогатительных фабриках получили применение су-
шилки трех типов: барабанные, пневматические и с кипящим слоем [6].
Основными достоинствами барабанных сушилок являются надежная рабо-
та при значительных колебаниях ситового состава и влажности высушивае-
мых углей, низкое гидравлическое сопротивление и незначительный унос
пыли с отработанными газами. Вместе с тем эти сушилки имеют серьезные
недостатки, основными из которых являются сложность изготовления, боль-1
шая металлоемкость и высокая стоимость. Кроме того, использование бара-
банных сушилок требует квалифицированного обслуживания приводных И
опорных станций, а также строительства зданий для размещения сушилок,
что резко увеличивает капитальные затраты.
Пневматические сушилки (трубы-сушилки) более просты в изготовлении]
и требуют меньших капиталовложений, чем барабанные. Их недостаткам |
являются интенсивный износ газоходов из-за большой скорости движения
газов с взвешенными угольными частицами, измельчение последних, боль'I
шой унос пыли с отработанными газами. Кроме того, при наличии в высуИ111
26
„ - КР,—	"Р““ УГ”’ ™
"’-'.“/„“'."’“ра.ле»,,. на два типа в зависимое™ от
Зернистого материала в слое: аппараты полного переме-
шивания материала'^^шивашГ’имеют цилиндрическую или прямо-
Аппарать, пазно ?	сторонами форму и значительную высоту
угольную с близкими^р	РУ1ТужРемый в них уголь быстро распределя-
кипяшего ело ООО	го благодаря чему температура и влаж-
еТСЯ "° : во всех точках слоя практически одинаковы. Такие аппараты мо-
ность угля в° все	и с высокой влажностью, склонных к комко-
'>т "РИи Т^ипа.шю (флотационный концентрат, шламы). Их недостатками
являются больнюе гидравлическое сопротивление (5000 - 6000 Па) и значи-
тельный унос пыли.	_
Аппараты с направленным перемещением кипящего слоя, разработанные
кафедрой химической технологии топлива Донецкого политехнического ин-
ститута имеют прямоугольную газораспределительную решетку с отноше-
нием длины к ширине от 5 до 10. Загружаемый уголь движется вдоль решет-
ки тонким слоем (60 - 100 мм) в режиме вытеснения. Такой слой способен
перемещать по решетке достаточно крупные куски угля, дерева и даже ме-
таллические детали. Достоинствами таких аппаратов являются низкое гид-
равлическое сопротивление (800 - 1200 Па), одинаковое время пребывания
всех частиц в сушилке, незначительный унос пыли благодаря сравнительно
низкой скорости газа в слое и расширению стенок аппарата кверху.
Сушилки с кипящим слоем просты в изготовлении, имеют низкую метал-
лоемкость и могут эксплуатироваться на открытой площадке. Для их уста-
новки не требуется сооружение зданий, что снижает капитальные затраты в
несколько раз по сравнению с барабанными сушилками.
2.1 Установка для сушки углей в кипящем слое
ставляет собой ЭППарат с напРавленным перемещением кипящего слоя пред-
ли“ой пещеТкРой3?НТаЛЬНУЮ Камеру (РИС- 21)’ Роенную газораспреде-
Газовая камепа имее ЧаСТИ' газовУю камеру 2 и сушильную камеру 3.
неупо^ь^	сечение и футерованГог-
сечение и покрыта изнутпи	У ильная камера имеет трапециевидное
Действия высоких температур™ °ГНеСТОИКОИ обмазки для защиты стенок от
стенки сушильной камеи аваРиином воспламенении угля. Боковые
отходящих газов и, следователРИРЯЮТСЯ КВерху с целью снижения скорости
металлического листа толщиной 3 s отавливается из перфорированного
Расположенным по сторонам кваппс. ММ С отвеРстиями диаметром 4 - 6 мм,
живое сечение решетки 7 - 9 % м Т°В С шагом - 20 мм. Оптимальное
М°ГУТ применяться также решетки из перфо-
27
4
3
Рис. 2.1 - Сушильный аппарат с направленным перемещением
кипящего слоя:
1 - газораспределительная решетка; 2 - газовая камера; 3 - сушил»
камера; 4 - бункер; 5 - питатель; 6 - поворотный порог; 7 - контргруз
8 - желоб; 9 - мигалка.
рированных чугунных плит толщиной 10-15 мм; из шпальтовых сит; из уз-
ких металлических полос, собранных в виде жалюзи со щелями между лис
тами шириной 2-3 мм, через которые газ проходит в слой угля практически
горизонтально, способствуя его направленному перемещению.
На передней торцевой стенке сушильной камеры установлен приемный
бункер 4 и цепной питатель 5, обеспечивающие равномерное распределен®
угля по ширине решетки. На другом конце сушильной камеры установлен
поворотный порог 6, прижимаемый контргрузом 7 к торцу решетки, и жело
8 с затвором 9 мигалочного типа для выхода высушенного угля.
В своде сушильной камеры размешены патрубки 10 для отвода отрав
танных газов.
Установка для сушки углей (рис. 2.2) включает топку 1, смеситель 2, СУ
шильный аппарат 3, циклоны 4 сухой пылеочистки, мокрый пылеулови
5, а также тягодутьевые средства и конвейеры влажного и высушенного г
Топка представляет собой цилиндрическую камеру, футерованную
упорным кирпичом, с тангенциально установленной горелкой 6. Коксо
газ и воздух, необходимый для горения, подаются в горелку газодувК° 
схеме не показана) и воздуходувкой 7 соответственно. Расход воздух3 Р I
28
в атмосферу
2 2- Схема установки для сушки углей в кипящем слое:
”ИСтопка' 2 - смеситель; 3 - сушильный аппарат; 4 - циклоны; 5 - мок-
'ы/пылеуловитель; 6 - горелка; 7 - воздуходувка; 8 - рециркуляцион-
ный дымосос; 9 - конвейер влажного угля; 10 - конвейер высушенного
угля; 11 — дымосос.
лируется таким образом, чтобы в камере сгорания поддерживалась темпера-
тура 900 - 950°С, обеспечивающая устойчивое и полное сгорание всех ком-
понентов коксового газа.
Смеситель 2 предназначен для снижения температуры продуктов горения
до 450 - 550°С путем смешения их с отработанными газами, подаваемыми из
циклонов рециркуляционным дымососом 8.
Топка и смеситель размещены в одном корпусе и разделены решеткой из
огнеупорного кирпича.
Влажный уголь подается конвейером 9 в приемный бункер сушильного
аппарата и забрасывается питателем равномерным слоем на решетку, через
которую снизу подается горячий теплоноситель. При движении слоя вдоль
решетки происходит нагревание угля и испарение влаги. Высушенный уголь
ссыпается с решетки на конвейер 10.
Отработанные газы отсасываются из сушильного аппарата через циклоны
дымососом 11 и после тонкой очистки в мокром пылеуловителе 5 выбрасы-
ваются в атмосферу.
возмаож,;оИсетДУТЬеВОГ° вентилятоРа 7 и хвостового дымососа 1 1 обеспечивает
незначителы ПОДДеРживать в сушильной камере атмосферное давление или
пыли из нее РазРеже,ше (10-20 Па) и исключить тем самым выделение
Для зап™™ В агмосФеРУ или подсосы воздуха через неплотности устройств
рузки И выгрузки угля.
^хема сушки с п
Ществ по сРавнениюРеЦИРКУЛЯЦИеЙ отРаботаннЬ1Х газов имеет ряд преиму-
топке снижается '° С° СХемо^’ в которой температура продуктов сгорания в
Сж	путем разбавления атмосферным воздухом. К ним относят-
очстки; количества отработанных газов, требующих мокрой пыле-
ся:
29
— снижение потерь тепла с отработанными газами и соответству|л]И
вышение теплотехнического КПД установки;
- снижение концентрации кислорода в теплоносителе, оказываю '
рицательное влияние на спекаемость углей.	Ч
Опытно-промышленная установка для сушки угольных концентп |
аппарате с направленным перемещением кипящего слоя впервые бы^081
строена на Макеевском коксохимическом заводе в 1962 году, с IQgj j
1970 год на ней проводились исследования с целью усовершенствования i
личных узлов и определения оптимального режима работы.	
Основные технико-экономические показатели установки приведены Hiql
Площадь газораспределительной решетки, л«2...........8,5
3
_	нм
Расход теплоносителя,........
ч
Температура теплоносителя, °C
60 0 00 - 70000
400-570
Производительность по влажному углю, —...............120 - 200
ч
Влажность угля, %:
начальная...........................................12-20
конечная.................................6 - 12
Количество испаряемой влаги, —.......................7 - 11
ч
Удельный расход тепла,------кДж......................3500-5100
кг испаренной влаги
Потеря давления в кипящем слое с решеткой, Па ......1200 - 1800
Потребляемая мощность, кВт..........................460 - 500
2.2 Расчет процесса горения коксового газа в топке
Для расчета принимаем следующие исходные данные:
— состав сухого коксового газа, % объемных:
#2	60,0	^2	-	3,3
С1Ц -	25,5	со2 -	2,4
С2Н4 -	2,5	О2 -	0,6
со -	5,7		
Всего - 100,0
-	температура газа в газопроводе, °C .................35
-	температура точки росы газа, °C.....................30
-	давление газа в газопроводе, кПа....................106,64
-	температура окружающего воздуха, °C.................20
30
0,7
98,64
900
-	относительная влажность воздуха.
-	барометрическое давление, кПа...
температура горения газа в топке. °C
Относительная объемная (мольная) концентрация водяных паров в коксо-
вом газе в соответствии с законом Дальтона:
где Р„ - парциальное давление водяных паров в коксовом газе, Па ;
Р - давление влажного коксового газа в газопроводе, Па.
При температуре точки росы газа 30°С Рп = 4242 Па, тогда:
з
™_____,+^+,0.04143 4-
" 106640 - 4242 102398
Относительная объемная концентрация водяных паров в воздухе:
=	0,7-2338	=J6W=()Q16S7
Р6-<рРн 98640-0,7-2338 97003,4	л,\в
где Р„ - давление насыщенного водяного пара при температуре 20 С, Па;
Р,- - барометрическое давление, Па;
<р - относительная влажность воздуха.
^Теоретический Расх°Д воздуха для сгорания 1 л? сухого коксового
- 0,0476 - 0,5 - СО + 0,5 - Н2 + f L +1Y с и _ а
= 0,0476- (0,5-5,7 + 0,5-60 + 2-25,5 + 3-2,5 - 0,б)= 4,32
лГ с г
Действительный —
сового газа и снижения
ется из уравнения теги
коэффициент избытка
/
ставит!
,'<3 сг
й расход воздуха, необходимый для полного сгорания кок
кения температуры продуктов горения до 900 С определя-
теплового баланса процесса горения. Обозначим искомый
воздуха а. Тогда количество продуктов сгорания со-
31
vC(A = 0,01  (CO2 + CO + CH4 + 2 C2H4) = 0,01  (2,4 + 5,7 + 25,5 + 2.2 I
vNi = 0,01 TV2 + 0,79-v„„, « = 0,01-3,3 + 0,79-4,32-« = 0,033 + 3,4]28’
v02 = 0,21-v67„ (a-1) = 0,21-4,32-(a-1) = 0,9072-«-0,9072;
*Н2О = 0,01  (2  CH4 + 2  C2H4 + H2) + и/ +	 p„,„ •« =
= 0,01  (2-25,5 + 2-2.5 + 60) + 0,04143 + 0,01687  4,32 « =
= 1,20143 +0,07288 « .
Низшая теплота сгорания 1 л/3 сухого коксового газа [3]:
q„ = 126,454  СО +108,06  Н2 + 358,454 • СН 4 + 591,083 • С2Н4 =
= 126,454-5,7 + 108,06-60 + 358,454-25,5 + 591,083-2,5 = 17822,672	|
НЛ43 ' I
Уравнение теплового баланса процесса горения 1 .и3 сухого коксового
за в общем виде может быть представлено следующим образом:
= «У,,.-
где </ ,, qK - энтальпия соответственно влажного газа и влажного воздуха,,
поступающих в камеру сгорания;
qn, - энтальпия продуктов горения;
Чтт ' потери тепла из зоны горения через стенки камеры.
Принимаем потери тепла равными 3 % от теплоты сгорания газа. Тогда
уравнение теплового баланса в развернутой форме имеет вид:
(сг,, + и-;,’ - С„ )• г, + а• vKm - te  (ссй + < • С„)+ qH = t„,  X(v,- • С,-) + 0,03• qH,
i=i
(Qc + <  С„ )• С + а  vem • te  (ссв + • C„)+ 0,97  q„ = tn,, • f (v,- • Q) J
1=1
где Cc, Cc(i, Cn - теплоемкости соответственно сухого газа, сухого воздух3
и водяных паров при соответствующих температур3*'
кДж
3	’
нм  град
Vj - объем i-того компонента продуктов сгорания 1 .и3 сухого кок+о0
Л13
го газа, —-—;
сг
32
Ci - теплоемкость i-того компонента продуктов сгорания при данной
кДж
температуре 900-С,—Г^-
„„„ г-очл чяланного состава в соответствии с
Удельная теплоемкость коксового газа заданною
принципом аддитивности:
С = 0.01 (Н2  сНг + сн.  cCHt + С2н4  сС1Н, + СО  с\ у> + Л'2 СУ: +
+ СО2Сс()2 +О2С(>2) =
= 0.01 -(60 1,278 + 25,5 • 1,582+2,5 -1,905 + 5,7-1,297 + 3,3 • 1,297 +
+ 2,4 1,634 + 0,6 1,306) = 1,382 -.
нм'  град
Теплоемкости воздуха, водяных паров и других компонентов продуктов
горения принимаем по справочным данным [3]. После подстановки всех зна-
чений в уравнение теплового баланса получаем:
(1,382 + 0,04143-1,494) 35 + а  4,32  20 • (1,294 + 0.01687 1,494) +
+ 0,97  17822,672 = [0,386-2,168 + (0,033 + 3,4128  «) -1,381 +
+ (0,9072  а - 0,9072)  1,460 + (1,20143 + 0,07288  а)  1,676] • 900;
17338,526 + 113,98 • а = 1414,368 + 5543,775 а
Откуда:	а _ 2>933
оух«“Х6Х';"’еТ“Те,'““й	агора™ >
v»4 - а • vem = 2,933 -4,32 = 12 76
’	3
м сг
”""таТ" °6Pa~ ~ сгорания	:
vco2 =0,386;	м3сг
Ч = °,033 + 3,4128 -2,933 = Ю 01 
4=0,9072-2,933-0,9072 = 1;54’.
/Ло-1,20143 +0,07288-2,933.14152
— ^«™а=ГОриия|л,з
с>хого коксового газа:
vfh, = ^(jq2 +	+ ^н20 ~ 0,3 86 +10,01 +1,754 +1,4152 =
Состав продуктов сгорания, % объемы.:
'3,5652 '<3
4 Q
СО, =^-100 = -^^- 100=2,846 ;
2	v„_.	13,565
VN	1001
N, =	100 = -——100 = 73,793 ;
2 v„,	13,565
vo	1754
О =-±Х.Ю0 = —------100 = 12,930 ;
2	v„,	13,565
vh о	1415
Н,0 =-2211.100=	100 = 10,431 .
v,h.	13,565
2.3 Материальный и тепловой балансы процесса сушки угольной!
шихты
Принимаем следующие исходные данные:
К2
- производительность коксового цеха по сухой шихте, —....386400 I
4	1
-	влажность шихты до сушки, % ..........................11,5
-	влажность шихты после сушки, % .......................8,0
-	температура шихты до сушки, °C........................20
-	температура шихты после сушки, °C.....................72
-	температура продуктов горения в топке, °C.............900
-	температура теплоносителя перед сушилкой, °C..........500
-	температура отработанных газов, °C....................85
При заданном расходе угольной шихты на коксование производитель- :
ность сушильного отделения определяется с учетом режима работы углео
гатительной фабрики или углеподготовительного цеха, наличия аккумули
рующих емкостей для влажной шихты, частоты отказов оборудования и
трат времени на его ремонты.
В настоящем расчете производительность сушильного отделения прин
на 25 % больше, чем производительность коксового цеха, то есть равной-
386400 1,25 = 483000 — сухого угля
ч
или 83000 _ 525Q00 уГЛЯ с влажностью 8 % .
0,92	ч
34
смогут производиться по двум вариантам:
Дальнейшие ртсчеты^ с^ильного аппарата;
-	с у^новкой двух сушильных апмратов.^^	производст венных	пло-
Пер ый вариант требует	^щего персонала. Однако с точки
а * ‘ЙР ъзя его размещения и обслуживd	необходимости резерви-
<рения стабильности работы ^"Н°СЛОЖНОсти обслуживания сушильных
£вания вентиляторов и Д« ^ ’тение следует отдать второму варианту,
аппаратов	аппаратов производительность каждого из
них носкому углю составит:
483000 = 241500
2	4
Количество влаги, поступающей с шихтой в сушилку:
G , = Gd___= 241500 —---- = 31381,4 кг- .
°"' юо-угц	100-11.5	ч
где и>] - влажность шихты до сушки, %.
Количество влаги, оставшейся в шихте после сушки:
G„2 = G*  >V2	= 241500• - j— = 21000,0
100 —w2	100-8	Ч
где и’2 - влажность шихты после сушки, %.
Количество влаги, испаряемой в сушилке:
Guen - G«1 - G„2 = 31381,4 - 21000,0 = 10381,4 —
4
НИЯ теплов^<^бКадансаРсушилПьнСТУПаЮЩИХ ”3 Т°ПКИ’ 0ПРеделяем из Уравне-
как смесь продуктов гопения с "0 0 апг,ара™- Рассматривая теплоноситель
зов, температура которых ^емператуР0Й 900 С и рециркулирующих га-
представить уравнение теплового йТЛе СуШИЛКИ одинакова (85°С), можем
Де:	теплового баланса процесса сушки в следую.цем ви-
U!
c«+G-i-с«)'„,+V„
i C.l<«+	(
пот •>
где С,„, Ск, С„ - удельная теплоемкость сухой шихты, воды
кДж	°4Я||Мх Т
ров соответственно,-------;
кг • град
‘ температура угольной шихты до и после сушки с
ООТ«^И
- температура продуктов горения в топке и отработан»,
после сушилки соответственно, °C;
С„ ,j, С„ 2 - объемная теплоемкость продуктов горения ппи
ни cooth^I
кДж
вующих температурах, —;
Ш1 • град
, - объем продуктов горения, необходимый для сушки шихты ,ц<3 1
ч ' I
г() - скрытая теплота испарения воды при О °C, 1'-Ш- •
кг
Q,mni - потери тепла через стенки газохода и сушильного аппарата в щ|
ружающую среду, к^ж .
ч
Отсутствие тепла рециркулирующих газов в уравнении теплового баланс» I
объясняется тем, что оно одинаково на входе в сушилку и на выходе из нее и I
следовательно может не учитываться в приходной и расходной частях урав-1
нения.
Принимаем удельную теплоемкость сухой шихты Сш - 1,06 -	[3].
кг град
Объемную теплоемкость продуктов горения при 900 °C определяем по п
составу (см. п. 2.2):
С//. 1 = (VCO2 ' Ссо2 + vN2 • CN2 + VO2 • СО2 + VH2O  СН2О v«.’ =
= (0,386-2,168 +10,01 • 1,381 +1,754-1,46 +1,415  1,676)/13,565 =
.... кДж
= 1,444 —р------- .
наг  град
Объемная теплоемкость продуктов горения при 85°C:
С„,2 = (0,386-1,695 +10,01  1,297 +1,754-1,312 +1,415-1,5)/13,565 =
= 1,331-^^.
нлг • град
qg, В-’’
Потери тепла в окружающую среду принимаем равными 5 % оттеп ’ |
деляющегося при горении коксового газа:
36
0,05  v„,.  q„
Qni>m ~ у
vn.'
подстановки кек данных в уравнение теплового баланса сушилки
11осл® *е
получим Л’	(24) 500 ,0(, + 3] 381;4.419). 20 + У„, • 1,444  900 =
>. 1.06 -+ 21000 4,, 9). 72 + v„, -1,331 85 +10381,4 - (2493 + 1,867  85) +
0,05У„,-17822,67
= (2415^(?l
13,565
Откудг1,а
V„. = j4545305’17 = 2,9145,23 — .
1120,111	ч
/Л’
НМ3 .
В ТОМ Ч?Р Ч»*сле’ ч 
V"; = 39745,23 • 0,02846 = 1131,15 ;
V"' = 39745,23  0,73793 = 29329,20 ;
V"' =39745,23 0,12930 = 5139,10 ;
V/, = 39145,23  0,10431 = 4145,82 .
Гасходс^ СуХОГО коксового газа:
V/;,,	39745,23	НЛ/3
Vc., =	- = 2930,0 —
г/)г 13,565	4
Расход вл
’«лажного коксового газа:
v. =V,., (l + H’J =2930 (1 + 0,04143) =
Расход су
В  У-хого воздуха:
3
= 3051,37 — .
ч
Расход
3
К« = Vc.. • - 2930  12,67 = 37123,1 — .
ч
Южного воздуха:
37
;; )= 37123,1 • (1 + 0,01687) = 37749,37
ч
Состав рециркулирующих газов определяем как состав хвостов I
выбрасываемых в атмосферу. Последние представляют собой пп Ь'Х
рения коксового газа, разбавленные испаренной в сушилке влагой
н.м3
Количество хвостовых газов,
ч
vn>2 =113135 ;
Vх-' = V”1’ = 29329,20 ;
=5139,10 ;
Uj
22 4	27 4
VH2O =Vh[o+Guc„-^- = 4145,82 + 10381,4.-^ = 17064,9 .
2	2	10	lo
Общий объем хвостовых газов, выбрасываемых в атмосферу:
з
^=1^=52664,35 — .
ч
Состав хвостовых (отработанных) газов, % объемн.:
vv<
CO2 =-CO? -100 = -'I3i’I5- IOO = 2,l48 ;
Vv. 52664,35
^2
29329 2
-^-Ю0=-	’	100 = 55,691 ;
Vv,, 52664,35
°2
51391
——^-•100 =	’	100 = 9,758 ;
Vv<. 52664,35
Н2Охг =	• 100 = 17064,9 • 100 = 32,403 .
Vx, 52664,35
Объем рециркулирующих газов определяем из уравнения теплового
ланса процесса смешения их с продуктами горения:
К;,. ' ^/,1 ' 1пг + рг ' рЛ ' Ь>г ~ (К/,1 ' ^'нг2 + рг ’ Срг2.У	’
38
температуры продуктов горения, отработанных (рецирку-
где Л. •	лнруЮщих) газов и их смеси (теплоносителя) соответст-
венно, °C;
_ с С - объемные теплоемкости продуктов горения и
С I • С„.-2’ c/v1’ Рг1
отработанных газов при соответствующих
кДж
температурах, —------ .
нм'  град
Теплоемкость продуктов горения при 900 °C: СпЛ = 1,444 -	.
нм град
Теплоемкость продуктов горения при 500 °C:
c„..2=sk-c,)=
= 0,01 - (2,846  1,988 + 73,793 1,331 + 12,93 • 1,384 +10,431 • 1,586) =
= 1,383-^-,
HMi  град
где у"' - объемная доля i-ro компонента в продуктах горения
Теплоемкость рециркулирующих газов при 85 °C:
- 0,01 • (2,148 • 1,695 + 55,691 • 1,297 + 9,758  1,312 + 32,403 • 1,5)
= 1,373
3
нм • град
еплоемкость рециркулирующих газов при 500 °C:
Сд-2 = У rv,’-c -
-“««.I.,88 + 55^,.,3^;V5;U84+32.4O3|J8^
= 1,433—
3
нм  град
Р°^ов горения и	б“ сме™
^^^r*'Wl+1',..-1.373.85 = (397«.23.l.383 + v;v.1.433)500.
Р-’
V 2416907435	„„3
599,755-' = 4°298’25
39
V	= 40298,25  0,02148 = 865,61;
С (72
= 40298,25  0,55691 = 22442,50;
V	£ = 40298,25  0,09758 = 3932,30;
V	„ = 40298,25  0,32403 = 13057,84 .
П 2U	’
Объем теплоносителя, поступающего в сушильный аппарат:
3
V„,„ = vm + Ург = 39745,23 + 40298,25 = 80043,48 ~,
ч
нм3
в том числе,-----:
ч
V"'" = Vcn + Vcn =1131,15 + 865,61 = 1996,76;
V‘"" =	' = 29329,2 + 22442,5 = 51771,7 ;
1V 2	/V 2	’ 2
v<)"' = vo’ + vo‘= 51393 + 3932’3 = 907’>4 ;
V'1!1' = Vho +	= 4145,82 +13057,84 = 17203,66 .
112'-'	^2'“'	//2'-'
Состав теплоносителя, % объемн.:
СО2""	= 2^-100 = 2,494; 80043,48
=	517717 :	— 100 = 64,680 ; 80043,48
О'»"
-^-•100 = 11,333;
80043,48
Н2О""' -	= 1^ 100 = 21,493. 80043,48
2.4 Определение размеров сушильного аппарата
Основным параметром сушильных аппаратов с кипящим слоем, оП',^а.
ляющим их размеры, является площадь газораспределительной решетКИ’
чение которой находится из уравнения расхода теплоносителя:
40
у
„ _	” тп
Р 3600 О)
где Кпи
О) -
-	теплоносителя, приведенный к расчетной темпе-
. объемный расход
м
ратуре в кипящем слое, —;
ть теплоносителя в кипящем слое, обеспечивающая устойчи-
вое равномерное кипение без образования каналов и застойных зон,
м
бочая скорость псевдоожижения определяется по интерполяционной
формуле [7]:

Re =-------------,	,
18 + 0,6  л/Аг г?4-75
где Re=ffi d - критерий Рейнольдса;
А
g d3  (р.„ - pY р
Аг =--------------- - критерий Архимеда;
d -
Р -
Р -
Р1
ffl - скорость газа в слое, отнесенная к полному сечению аппарата,
.. .1/
приведенная к расчетной температуре, —;
с
средний диаметр частиц угля, м ;
плотность газа при расчетной температуре, ;
л/3
вязкость газа при расчетной температуре, Пас,
Рт - плотность частиц угля, —;
£ - 'м3
Д я газовой фазы в кипящем слое (порозность слоя).
угольной шихтм n Р Частиц Угля определяется по данным ситового анализа
шихты по формуле [7]:
л г.
, = 1 Я:
где у
dt -среСднВ“Я Д°ЛЯ 1Т°Й ФраК11ии;
ИДИаметР(-гой фракции.
м.
41
Принимаем следующие исходные данные для расчета
ожижения:
- ситовый состав угольной шихты:

размер фракции, мм	0-1 1-2 2-3 3	|
содержание фракции, %	32	30	20	13
кг
- плотность угольных частиц, —- ..........................
м	.......1270
Из опыта эксплуатации сушилок с кипящим слоем известно, что п и
доожижении влажного мелкодисперсного угля средний размер частив
тельно больше расчетного из-за образования агрегатов частиц и гранул^
данным исследований частицы размером менее 2мм образуют гранулы*'
метром 2-3 мм. Поэтому для дальнейших расчетов принимаем слел\т<1ДИа
содержание фракций в кипящем слое: 2 - Змм - 82 %, 3 - 6 лги _ 13Т
6-13лш-5%.
Средний диаметр частиц угля в кипящем слое:
С 0,82 0,13	0,05 Л 1
( 2,5	4,5	9,5 )
= 2,76 мм .
Принимаем температуру газов на выходе из кипящего слоя	=85°C.
11лотность теплоносителя при этой температуре:
р=±(у'Гр^
1=1
= — (2,494 44 + 64,68- 28 + 11,33-32 + 21,493 18) — = 0,909 -Ц-,
22,4	' 358 м
где у""1 - объемная доля i-ro компонента в смеси;
кг
р, - плотность 1-го компонента в смеси, —— .
At	J
Вязкость теплоносителя при температуре 85 °C может быть определена
формуле [8]:
М Л у-"" -М-
_!2UL — \	1
Р’тн /=1 А/
где М(-, Мти - молекулярная масса i-ro компонента и средняя молекул*?
масса смеси соответственно;
Pi, р1П1/ - вязкость i-ro компонента и вязкость смеси соответств
Па  с.
Средняя молекулярная масса газового теплоносителя:
42
Л/„„,=0,01£(у!"" -М,-)=
i=l
= 0,01  (2,494 • 44 + 64,68 • 28 + 11,33 • 32 + 21,493 18)= 26,7 .
26.7 _ 0,02494  44 + 0,6468 -28 0,1133 32 + 0,21493 -18
ТоГДа: /^7” 17,8-10-6 20,2-10-6 23,7 10-6	11,8-10-6
д =-^--10“6 = 18,55-10~6 Па-с.
Рти 1,439
Критерий Архимеда при заданных условиях:
9,81 • (2,76)3 10”9 1270  0,909 _
Аг = —---------------------гх---------бу 1 -OZ .
(18,55)2  10—12
Принимаем порозность кипящего слоя, соответствующую устойчивому
кипению (£ = 0,7).
Тогда:
691952-(0,7 )4’75
18 + 0,6  7б91952-(0,7)4’75
= 548,2,
а скорость теплоносителя в кипящем слое:
a>=Re—-^~ = 548,2- 18’55 10~6 = 4,05—.
d р 0,00276-0,909 с
Необходимая площадь газораспределительной решетки:
с _Ч„„ (273 + ^,)	80043,48-358 _	2
п — —------------=---------------— /, Z м
Р 3600 -со -273	3600-4,05-273
уЧето'м°Р ^отношения между длиной и шириной решетки производится с
товий ВЛИяния его на некоторые показатели работы сушилки и с учетом ус-
ее коне П°Н0ВКИ °боРУДования. Чем меньше ширина решетки, тем проще
Ильной УКЦИЯ И меньше ее металлоемкость, тем меньше унос пыли из су-
Кроме тОгКоаМерЫ ПРИ одинаковых высоте и угле наклона боковых стенок.
Ля’ Улучщ ’ ПрИ этом Упрощается конструкция узлов загрузки и выгрузки уг-
'1ячивае-Гс^е1Ся Равномерность распределения угля по ширине решетки, уве-
°®1>азованИяС3КОрость пеРемещения кипящего слоя, снижается вероятность
застойных зон и загорания угля в них.
43

Вместе с тем, при малой ширине решетки увеличиваются толщи
щего слоя и его гидравлическое сопротивление, а из-за большой п На к,п>я-
рата могут возникнуть трудности с выбором площадки для размещ Ь'аПпа-
шилки в условиях действующего предприятия.	Hl1it су.
С учетом изложенного выше принимаем ширину решетки
длину 1р = 7,2 м.
Необходимая толщина слоя угля на решетке
теплообмена в кипящем слое:
определяется
И3 >'РавнеН11я
Q - а • F  Аг = а 
Чр >
где а - коэффициент теплообмена в кипящем слое, —------;
м2 град
r 6Ge,
г =-----— - поверхность частиц угля, находящихся одновременно в
Р'.и'
кипящем слое, м2;
Gc.,( - масса угля в кипящем слое, кг;
Afr/) - средняя разность температур газа и угля в кипящем слое, °C.
Количество тепла, передаваемого от газа к частицам угля в кипящем слое
(см. п. 2.3):
Q ^пг ' (^иг1 ' ^пг ^~-пг2 '	) Qnom ~~
=39745,23  (1,444  900 -1,331  85)- 0,05 -17822,67 • 2930 = 44545303,2
44545303,2-103	„
или Q =----------------= 12373695,3 Вт .
3600
Среднюю разность температур газа и угля в кипящем слое определяем по
формуле для противотока, имеющей поправку на перекрестное движение те
плоносителей:
Л, = к и-6»2)-(Сл-6»1).	(500-72)-(85-20),
‘7’	'	1п^~б»2	[п 500-72
85-20
= 0,7  192,6 = 134,8 °C .
Коэффициент теплообмена в кипящем слое определяем по критер
му уравнению:
44
/	>.0,45
дги = 0,01 • Re -Ar0,175 • —
\“о/
ентировочное значение толщины плотного слоя угля на
реи««е'*'
Тогда:
Nu = 0,01-548,166-6919520,175
0,00276
0,05
0,45
= 15,66 ,
Коэффициент теплообмена в кипящем слое:
Я,	0’032 -1Q1CA Вт
(X =	 —— = 15,66------— — 181,56 —------,
d	0,00276	м град
д =0,032 ——— - коэффициент теплопроводности газа.
м  град
Масса угля на газораспределительной решетке:
G _Q pv d _ 12373695,3-1270-0,00276
“ ~6 a \tcp ~	6 181,56-134,8
Высота плотного слоя угля на решетке:
h. =_______________=________________-
^•Р„(1-£О) 7,2 • 1270 - (1 — 0,45)
что мало отличается от принятого выше значения /;0 = 0,05 м.
услови°ТУ СУШИЛЬН0Й камеРы Репарационного пространства) принимаем из
8 18 2 ЧТ° ШИРина веРхнего (максимального) сечения камеры должна быть
Р ’ ^аЗЭ больше ширины решетки. Эти величины связаны между собой
соотношением:
Ьк~Ь
п_____J
2 h,.

р ирина камеры в верхнем и нижнем сечениях соответственно, м ;
/3 ' Угол Э СеПаРа^И0НН0Г0 пространства, м ;
осрп^.ч Л°На б°К0ВЬ1х стенок камеры относительно вертикальной
плоскости, град (рис. 2.3).
45
d ।
I'
Рис. 2.3 - Поперечное сечение сушильного аппарата
Если Ьк =2 Ьр = 21,0 = 2,0 .и; Д = 15°,
то
2,0-1,0
2hc
h=-^- = 1,87 м .
0,268
Высоту зоны кипящего слоя принимаем равной hKC. = 0,3-0,5 м 
Диаметр газохода для подачи теплоносителя в сушильный аппарат:
d = | V,„„-(273 + r,„^~z | 80043,48 773	_?0 и,
\ 0,785  3600 	• 273 \ 0,785  3600 • 20 • 273
м
где б)тн =20-----скорость теплоносителя в газоходе.
с
46
ботанных газов из сушильной камеры предусматриваем
для отвода оТРа1|<е камеры. Газы, отводимые через штуцер, расположен-
д[ииггуиеРаВ ХуЗОЧному устройству, имеют более низкую температуру и
ный ближе к 3^этому ПОСле сухой очистки в циклонах их целесообразно
заПылениоСТЬ' ситель ддЯ снижения температуры продуктов горения. Газы
подаваТЬ в L'e через второй штуцер, расположенный ближе к разгрузочному
же. оТВОДИМ^еЮТ более высокую температуру и запыленность. После очи-
устройству, иикл0Нах и мокром пылеуловителе они выбрасываются хво-
_„.i пТ ПЫЛИ Ь ц
,м дымососом в атмосферу.
СТд 1етр штуцеров для отвода отработанных газов определяем по форму-
ле:
.	/(^+К,™)-(273 + Гог)
а, - -------------------
0,785 -3600-2 й>ог -273
Принимаем скорость отработанных газов в трубопроводе: Шог =15 —.
Объем испаренной влаги:
Vucn = Gucn • — = 10381,4 •	= 12919,1 —.
"с" 18	18	ч
Тош:	, /(80043.4S + 129l9,l).(273 + 85j
‘ V 0,785-3600-2-15-273
2.5 Расчет топки
топкиЯ ™лУчения теплоносителя предусматривается установка циклонной
Рителы° °РУдован|,°й Двухпроводной горелкой низкого давления с предва-
высоким>1М Смешением газа и воздуха (рис. 2.4). Такая топка характеризуется
сопротивлеПЛОВЫМ напряжением при сравнительно низком гидравлическом
Она еНИИ’ Компактностью> простотой конструкции и обслуживания,
кирпичом ^6р1ена в Чилиндрическом корпусе 1, футерованном огнеупорным
От смесителя ^г™3 И3 0ГнеУП0РН0Г0 кирпича отделяет камеру сгорания 4
г°Релкой 6 и амеРа сгорания снабжена тангенциально установленными
пРимер[10 полСОГ1ЛОМ для вв°Да вторичного воздуха. В горелку подается
шаются ее раз ИНЭ Расчетного количества воздуха, благодаря чему умень-
МеРа смещения еРЫ’ И интенсиФипируется процесс горения газа в топке. Ка-
ЦИРкУлирую1ци^аКЖе имеет тангенциально установленные сопла 8 для ввода
47
Рис. 2.4 - Циклонная топка и смеситель:
1 - корпус; 2 - футеровка; 3 - решетка; 4 - камера сгорания; 5 - смеси
тель; 6 - горелка; 7 - сопло вторичного воздуха; 8 - сопло рецирку,
лирующих газов; 9 - растопочная горелка.
Для удобства обслуживания топка снабжена растопочной горелкой 9, ко-
торая служит также для поддержания процесса горения при кратковремен-
ных остановках сушилки.
Объем камеры сгорания (топочного пространства) определяется по вели-
чине теплового напряжения:
у Кг '
r in
qv
кДж
где qv - величина теплового напряжения топочного пространства, —г—•
м ч
Для циклонных топок опытная величина теплового напряжения достигает
кВт	(. кДж
1400 —— [9]. Для проектируемой топки принимаем: q = 4 10 —;—•
м	м  ч
Тогда объем топки:
_ 2930-17822,7
4-Ю6
= 13,06 м\
Принимаем отношение диаметра камеры сгорания к ее длине:
ilL = 1,5 •
hn
Тогда:
^-•^ = 13,06 .
4	1,5
Откуда:
dm= 2,92 м, 1т=\,95м.
48
1
Рис 2.5 - Двухпроводная горелка:
1 - воздухопровод; 2 - сопло газовое.
Диаметр смесителя принимаем таким же, как и камеры сгорания, а его
длину равной 1,3 м.
Размеры горелки (рис. 2.5) определяем из условия подачи в нее всего объ-
ема коксового газа и половины расчетного количества воздуха.
JW
Диаметр внутренней трубы горелки при скорости газа О). = 20 — :
d = I У,-(273 +1~)	I 3051,37-(273+ 35) _0217ц
\ 3600 0,785 со, -273 \ 3600 0,785 -20 -273	’	'
Принимаем трубу диаметром 273/253 мм [13].
Сечение межтрубного пространства (кольцевого зазора) для подачи воз-
духа при скорости воздуха со, = 20 —:
с
JL<273 + ,.) _ 37749,37 (273 + 20) j
2-3600- 273	2•3600•20•273
т
внутренний диаметр наружной трубы горелки равен:
d _ [о,785- 0,273 2+ 0,281 л._0
“.2 ~ J-----------------=0,658 м .
\	0,785
В*®*1 ем наружную трубу диаметром 726/706 лш .
49
Количество отверстий диаметром 30 мм для выхода газа и
3 ^VTp£|
трубы во внешнюю со скоростью а>() = 30 — :
с
V.-(273 + г.)	_	3051,37 (273 + 35)
3600  со„  273 • 0,785 	3600  30  273 • 0,785^X03^ = 45 и,гп
Размещаем отверстия на 6 окружностях через 45° с шагом меж
ностями 100 мм, тогда:	Л' ОКРУ'«-
п<:тн = 6 - 8 = 48 шт .
Сечение сопла для выхода газовоздушной смеси в камеру сгорания
„„ м
скоростью й)(1, =30
с
(0,5 • V„ + V.)- (273 + ГС„) (0,5-37749,37+ 3051,37) (273 + 23)
Л . —-----------------------=--------------------------:------/ = 0 77 ..2
3600-йл.„-273	ЗАОллпл+з	.
3600-30-273
Принимаем длину сопла 1С = 0,7 м, а ширину Ьс = 0,31 м .
Диаметр патрубков для подачи рециркулирующих газов в смеситель:
V/v -(273 + t/v) | 40298,25-(273+ 85)
2  3600  0,785  а)рг • 273 ” V 2  3600 - 0,785 • 20 • 273
1 [ринимаем патрубки диаметром 726/706 мм .
Сечение прямоугольного сопла для входа газов в смеситель со скоростью
30 -
с
40298,25-358
2-3600-30-273
= 0,245 м2
Принимаем длину сопла 1С = 0,8 м, а ширину Ьс = 0,3 м .
2.6 Расчет пылеуловителей
Для улавливания угольной пыли, уносимой из сушильного аппарата °
боданными газами, предусматривается установка сухих циклонов п
и мокрого пылеуловителя - центробежного скруббера ВТИ или пени
леуловителя.
50
иОГаз характеризуются простотой конструкции и высокой
цикдонЫ благодаря чему получили широкое распространение в про-
л<ЬектИВн°сТЬ1^ изготовляются заводами химического машиностроения
м>‘НГ1тИ 100 до 3000 лш. При оптимальном режиме работы они обес-
1ИЗМ^гРоМ °Т IIt очистки газов до 85 % для частиц диаметром 5 мкм и до
'^чивают степе"Ь (амеТром Ю лоси при сравнительно низком гидравличе-
» * [11)- 111
ском сопри СКрубберы ВТИ также имеют простую конструкцию, на-
Центроо и обесПечивают степень очистки газов 85 - 90 % для частиц
дежны в ра	и более 95 % для частиц размером более 5 мкм. Гидрав-
Р33^'^0^'сопротивление их не превышает 700 - 800 Па [11, 12].
лическое схеме в циклонах НИИОГаз производится сухая очистка
''пзов отводимых из сушильного аппарата. Примерно половина этих га-
ВСеХ „Дгя пиокуляционным дымососом в смеситель для разбавления про-
тов горения и снижения температуры теплоносителя до 500 С. Осталь-
д- газы (вторая половина) перед выбросом в атмосферу подвергаются более
тонкой очистке в центробежном скруббере ВТИ.
Теоретический расчет циклонов по скорости осаждения частиц в закру-
ченном потоке является весьма сложной задачей. Поэтому на практике их
рассчитывают упрощенно по величине гидравлического сопротивления, при
котором обеспечивается максимальная степень очистки.
Потеря давления в циклоне определяется по формуле для местных сопро-
тивлений:
рсо2
где - фиктивная (приведенная) скорость газа в циклоне, отнесенная к
м
полному поперечному сечению его, —;
f	с
’ч - коэффициент гидравлического сопротивления циклона, отнесен-
ный к приведенной скорости газа.
клги.ДДгДД™ данным максимальная степень очистки газа от пыли в ци-
клонах НИИОГаз достигается при значениях:
ЬР	м1
— = 500-700 Д-.
Р	с2
Тельной мере от^ ГИДРавлического сопротивления циклона зависит в значи-
Д1” наиболее ^ГЛЭ Наклона вх°Дного патрубка к поперечному сечению его.
ПатРубка ра РаспР°стРаненных циклонов ЦН-15 (угол наклона входного
группу коэфф '5 ) f4=105. При объединении нескольких циклонов в
1Ие,,т сопротивления увеличивается на 10 % [10].
51
<„=115.
Принимаем: — = 700
Р
Тогда:	а>ц =
2\Р	2-700 .лпм
—----= J------- = 3,49 — •
£.,-р V 115 с
Общее сечение всех циклонов, необходимых для очистки л
газов:	работаннЫх
5 . _ (К„„ +У»1„)-(273+ /„,,) (80043.48+13057,84) (273+ 85)
3600 • (У;.  273	3600  3,49  273	= 9’72 и2.
При установке двух групп по 6 циклонов сечение одного циклона-
S =^ = 0,81 м2 ;
"12
диаметр циклона:
0,81
0,785
= 1,015 м .
Выбираем для установки 12 циклонов ЦН-15 диаметром 1,0 м, объеди-
ненных в две группы по 6 циклонов.
Расчет центробежного скруббера В ГИ (рис. 2.6) сводится к определению
его диаметра и расхода воды.
Общее сечение скрубберов определяется из уравнения расхода:
_Vv-(273+<„,,)
т"'	3600 <0-273
По практическим данным скорость газа, отнесенная к полному сечению
скруббера, не должна превышать 6 — во избежание брызгоуноса [П]. При-
С
м
нимаем: а = 5,5 —. Тогда общее сечение скрубберов:
„	_52664,35 (273+85)	2
— 5,4-5/ М •
"	3600-5,5-273
лельно:
Центробежные скрубберы изготавливаются с диаметром от 500
мм. Принимаем: <7 = 1,5щ. Тогда число скрубберов, соединенных г-а
§общ 3,49
п =-----------------------------2 =--------- = 2 .
0,785-d2 0,785  1,52
52
К дымососу
Рис. 2.6 - Общий вид мокрого циклона типа ЦС-ВТИ
1 - корпус; 2 - смотровые окна; 3 - брызгоотражательный козырек;
4 - сопла; 5 - распределительная кольцевая труба; 6 - входной патрубок
Для газа; 7 - гидравлический затвор; 8 - труба для смывания пыли.
с Остальные размеры скруббера определяются умножением его диаметра на
тветствующие коэффициенты, приведенные на рис. 2.6.
аСХОд воды в скруббере принимается из расчета 0,1- 0,2	— [12].
лг газа
I Нимаем удельный расход воды 0,15 —~--------------
CKnvKr	М 2С13С1
составит:
V, = °’15 vr.- = ОД5 52664,35 _ 7
1000 ”	1000
. Тогда расход воды в
л?
ч
53
Рис. 2.7 - 11ринципиальная схема однополочного пенного аппарата:
1 — корпус; 2 - патрубок для вывода газа; 3 - решетка; 4 - приемная
коробка; 5 - бункер; 6 - диффузор для ввода газа; 7 - штуцер стока
жидкости или пульпы; 8 - трубопровод для слива жидкости; 9 - сливная
коробка; 10 - порог.
Степень очистки газов в центробежных скрубберах уменьшается с увели-
чением их диаметра: при диаметре 0,5 м она составляет 95 %, а при диамет-
ре 1 м - 85-87 % [И]. Более высокая степень очистки хвостовых газов от
пыли может быть достигнута в пенном пылеуловителе, в котором газы бар-
ботируют через слой жидкости, подаваемой на решетку с одной стороны и
сливающейся через порог с другой (рис. 2.7).
Основным фактором, от которого зависит устойчивость пены на решетке
и степень улавливания пыли, является скорость газа в полном сечении аппа
рата. При оптимальном значении ее от 2 до 2,5 м/с степень очистки газадос
тигает 95 - 99 %. При увеличении скорости газа до 2,7 - 3,5 м/с резко У
чивается унос брызг из аппарата, а при снижении ее до 1 м/с большая
жидкости проваливается через отверстия в решетке, и ценообразование
ней ухудшается [11,12].	корос*
Для обеспечения нормальной работы пенного газопромывателя
газа в крупных отверстиях (диаметром 7 мм) должна составлять 8 - отвер-
в малых отверстиях (диаметром 4 мм) -7-10 м/с. При этом чеРе3[|1ей на
стия проходит до 50 % жидкости, что необходимо для смыва налип
решетку пыли и равномерного ценообразования по всей поверхности^^
ки. Остальная жидкость сливается с решетки через порог, высота
54
из расчета создания слоя пены на решетке высотой 60 -
вВливаетсЯ ететвует высоте плотного слоя жидкости 10-30 лш .
f что соотв тивление пенных аппаратов составляет 500 -
|	ости от скорости газа, высоты слоя жидкости на решетке и
1^',аВ31Виярешетки(от15до35%).
*И8ого сече пенного газопромывателя:
Плошадь Ре
_ V,, • (273 + Г„.,) = 52664,35-(273 + 85) =
~ ”збО(Гй+273	3600  2,5 • 273
удности равномерного распределения жидкости и газа макси-
И3'за р решетки в однополочных пенных аппаратах не должна
МЭ-ЛЬНЯЯ пл	w
ышать 7 - 8 м2 [12]. Принимаем для установки один пенный аппарат с
площадью решетки:
2,5x3,1=7,75 м2 .
Высота надрешеточного и подрешеточного пространств пенного аппарата
определяется конструктивно в зависимости от формы и размеров брызгоуло-
вителя и газоподводящего трубопровода.
Расход воды в пенном аппарате определяется объемами воды, провали-
вающейся через отверстия в решетке и сливающейся с решетки через порог.
Количество воды, проходящей через отверстия в решетке, должно быть дос-
таточным для смывания пыли, налипающей на решетку снизу. Во избежание
забивания отверстий решетки концентрация твердой фазы в воде должна
быть как можно меньше (0,1 - 0,05 кг/кг воды).
Принимаем концентрацию пыли в хвостовых газах после циклонов 5	,
лГ
степень ее улавливания в пенном аппарате 99 %, а концентрацию твердой
фазы в воде 0,05 - Кг
кг воды
При этом количество улавливаемой пыли:
G" °’005'	• ~~~  П = 0,005  52664,35 • 273 + 85 • 0,99 = 341,86 — .
273	273	ч
пР°ливающейсеСКИМ ДаННЫМ ~ 80 % уловленной пыли отводится с водой,
через решетку, что соответствует количеству воды:
0,05	0,05	ч
55
Количество воды, сливающейся с решетки через порог
ным 30 % от общего расхода воды:	’ Г1РИнИМаец1
0.3 -С„,,_ 0,3-4786
0,7	0,7	1 ч
что соответствует интенсивности потока на сливе:
_^=_22^=о,184 2^
3600-6 3600-3,1 м-с
где b — 3,1 м - длина сливного порога.
По практическим данным для поддержания равной толщины слоя п
пены на
решетке интенсивность потока на сливе не должна превышать 0,4 кг
м • с
Принимаем диаметр отверстий в решетке do - 5 мм, а скорость газа в Н11х
а>0 = 10 —. При этом необходимая площадь отверстий в решетке:
с
(273+	52664,35-358,	2
3600-<уо-273 3600-10-273	’ М
Доля живого сечения решетки составляет:
1,92
<р = —-----= 0,256 .
2,5-3,1
При разметке отверстий диаметром 5 мм по вершинам равносторонних
треугольников шаг отверстий t определяется из соотношения:
~Т^ = ,Р’
откуда:
t =
314-52
—— = 13,3 лш .
Высота слоя пены на решетке, необходимая для эффективной работь^^.
ного аппарата, составляет по практическим данным 100 - 200 мм- УЧ^рате.
плохую смачиваемость угольной пыли и большую скорость газа в arl^ efi
принимаем высоту слоя пены на решетке 77 = 0,15.и. Соответствую
56
поя воды на решетке определяется по эмпирической фор-
-143 И1'67 бУ-0-83 =1-43-°.151-67 -2,5-0-83 =°,°28 л/ .
Яо = 1’
та сливного порога определяется по формуле [13]:
и - 0 0176  /°'67 = 2,5 0.028 - 0,0176- 0,1840’67 = 0,064 м .
/Д=2> 0	’
ие двух вариантов мокрой очистки хвостовых газов - в центро-
jP2 скруббере и в пенном газопромывателе позволяет отдать предпочте-
бежном - как При этом требуется установка только одного аппарата, и
«не втором/,
,еспеЧивается более высокая степень очистки газов.
2 7 Гидравлический расчет сушильной установки
Гидравлический расчет заключается в определении потерь давления во
всех элементах аэродинамической схемы установки с целью выбора тяго-
дутьевого оборудования и определения затрат энергии на подачу воздуха и
топливного газа и на отсос отработанных газов из сушилки.
Существует два вида гидравлических сопротивлений:
-	сопротивления трения газов о стенки трубопроводов;
-	местные сопротивления - участки гидравлической сети, где резко изме-
няется скорость газов по величине или по направлению.
Потеря давления (энергии) на преодоление сопротивления трения в пря-
мом трубопроводе постоянного сечения определяется по формуле Дарси:
»г, i I ра^
= —	(2.1)
а 2
где А-/'(ре	_ коэффициент трения;
Re _ ®  d  р
~	- критерий Рейнольдса, характеризующий режим движения
Р-
газов;
относительная шероховатость трубопровода;
абсолютная шероховатость трубопровода, т.е. средняя высота
выступов (неровностей) на внутренней поверхности, м;
। Деметр трубопровода, м;
Длина трубопровода, м.
57
По опытным данным для новых стальных труб A = qqj
бывших в эксплуатации и подвергшихся незначительной коррОз
труб А = 0,1 - 0,2 мм, а для старых сильно корродированных и " СТалЬц
труб А = 0,5-2 ми.	3аГРЯЗнХ;
Коэффициент трения при ламинарном режиме движения газов (и 1
определяется по формуле:
Л = ^
Re
(2.2)
Коэффициент трения для гладких труб при турбулентном
ния газов (104 < Re < 108) определяется по формуле:
0,316
Re0’25
РеЖиме ДвИЖе.
(2.3)
Для шероховатых труб коэффициент трения может быть определен
уравнению, справедливому для всех областей турбулентного движения-
1
1 , £
-т= = -2 1е — +
71	3,7
б^0’9'
Re J
(2.4)
А
Приведенные выше зависимости А = /(Re,f) для упрощения расчетов
представлены в справочной литературе в виде графиков (рис. 2.8).
Потери давления на преодоление местных сопротивлений определяются
геометрической формой последних и динамическим давлением газа:
рог
(2.5)
= 2
где й) - скорость газа в канале до местного сопротивления или после него.
м .
с
£ - коэффициент местного сопротивления, зависящий от геометрической
формы участка сети, где газы резко изменяют скорость.
Обычно в справочной литературе приводятся значения отнесенные
скорости газа в канале меньшего сечения (до или после местного сопро
ления).
Из вышеизложенного следует, что первым этапом гидравлического р
та установки должно быть четкое разделение ее аэродинамической сх .Д
отдельные элементы - линейные участки постоянного сечения (труо°
58
Рис. 2.8 - Зависимость коэффициента трения Л от критерия Re и
d.,
степени шероховатости ~
^о'в Газоходы) и местные сопротивления (внезапные сужения и расширения,
потерьТЬаВГа3°РаСПРеДелИтельные Решетки- циклоны и др.). После расчета
ходимоДаВЛеНИЯ В каждом элементе по приведенным выше формулам необ-
ваемых °ПРеделить суммарные потери давления в участках сети, обслужи-
НИе по кагалогТСТВ^Ю1ЦИМИ тягодУтьевь,ми устройствами, и выбрать послед-
Делить следу1оцН'Юй На РисУнке 2.2 схемы сушильной установки можно вы-
2)	тРубопроВОД ДЛЯ подвода коксового газа из заводской сети к горелкам;
3)	горелКа. °Л подачи воздуха к горелкам;
59
4)	топка;
5)	смеситель;
6)	газоход от смесителя до сушильного аппарата;
7)	газораспределительная решетка;
8)	кипящий слой угля;
9)	трубопроводы от сушильного аппарата до циклонов;
10)	циклоны;
II)	трубопровод для подачи циркулирующих газов от циклонов
тель;	8 сМесц.
12)	трубопровод для отвода отработанных газов от циклонов д0
пылеуловителя;	м°кРог0
13)	мокрый пылеуловитель;
14)	выхлопная труба.
Ниже приведены расчеты потерь давления в указанных элементах г
лической сети.
1)	Трубопровод коксового газа
Потери давления в газопроводе определяются по формуле:
Принимаем скорость коксового газа в трубопроводе СУ, =15 —. Тогда
с
диаметр трубопровода для подвода коксового газа к горелкам двух сушиль-
ных установок:
2-V, (273 + Г,) Р„ <2-3051,37 (273+ 35)-760
3600- 273 Р. 0,785 ®. \ 3600-273-762 0,785 15
Где Р. =7404-----=762 мм рт.ст. - давление коксового газа в заводской
13,6
сети;
300 - избыточное давление коксового газа в заводской сети,
13,6 - коэффициент пересчета из мм в. ст. в мм рт. ст.
Принимаем для газопровода трубу из углеродистой стали Диа
426x11 мм [13].
Плотность сухого коксового газа:
60
п _i=l________
Рсг 22,4
22.4
п 755 • 16 + 0.025  28 + 0,057  28 + 0,033 • 28 + 0,024 • 44 +
1_. (0.6  2 +
+ 0,006-32) = 0,435	.
НМ
Плотность влажного
коксового газа при 35°С:
273
273 +г.
0,435+ 0,04143 0,804
1 + 0,04143
273
273 + 35
= 0,398
лг
Q„„„nrTb cvxoro коксового газа при 35°С определяем по формуле для га-
зоной смеси [8]:
А-.- й А/
(2.6)
Молекулярная масса сухого коксового газа:
Мс,. = р" • 22,4 = 0,435 • 22,4 = 9,744 .
Тогда:
У44^0^2 ! 0,25516 ! 0,025-28 0,057 28 0,033-28
Ас,- 9-10-6 11-Ю-6 10,5-10 6 18 10 6 18-Ю-6
0,024-44 0,006-32
+------—4—1-------
15-10 6	2110”6
= 0,7905 106;
Асг
9,744
0,7905-10б
= 12,326-10-6
Па с .
Вязк°сть влажного
коксового газа при 35°С определяем из соотношения:
Х . --Ч . у„-м„
Р' Кг	Мп
61
где у , у„ - объемная доля соответственно сухого газа и водяного
М . Л/ ,Л/„ - молекулярная масса соответственно влажного П^'а’И
газа и водяного пара.	ЭЗа’ сУХор0
Тогда:
10,06	0,96 9,744	0,04 18 „	, =		—у +	у = 0,831 • 106 •
Я-	12,326-10“6 10-10 6
= 12,11-10'6
10,06
0,831 106
Па с .
Режим
нольдса:
движения газа
в трубопроводе характеризуется критерием
Re, =
co. d, р, 15- 0,404  0,398
А,-	12,11106
=199164
Принимаем, что трубопровод коксового газа имеет длину I =100ж, абсо-
лютную шероховатость Д = 0,3 мм, шесть отводов под углом 90°, три за-
движки и измерительную диафрагму.
При значениях Re = 199164 и	~ 1340 коэффициент трения
Я = 0,019 (рис. 2.8).
Сумма коэффициентов местных сопротивлений [8]:
£ £ = 6 •	+ 3 	+ Сдш1фр = 6 • 0,15 + 3 • 0,15 + 4 = 5,35.
1=1
Тогда потери давления в газопроводе:
ДЛ1 =
0,019-
100
0,402
+ 5,35
()°3981^ 451,2
2
Па.
2)	Трубопровод для подачи воздуха к горелкам
Потери давления в воздухопроводе определяются по формуле:
I ;=1 ) 2
Диаметр воздухопровода определяется по формуле:
62
_ I Ц~(273 + Г„)-Р„
dn " V 3600^273  P„  0,785 • co,:
«»po-‘“’«y”* = 15 7'
Cp„„«».«'«« “’»x,,Tpy6°np“”"e:
300
P -740 +--=762 лги pm. cm.,
13,6
где 300-
избыточное давление воздуха в трубопроводе, мм в. ст.;
Тогда:
d,.=
'37749,37-(273+20)-760
----------------------= 0,976 м .
3600-273-762-0,785 15
Плотность влажного воздуха при 20°С:
+	273	1,29+ 0,01687 0,804	273	, 1П„ кг
р -	---------=-------------------------------1194
1 + и,«	273 + Z„ 1 + 0,01687	273 + 20 м3
Вязкость воздуха при 20°С: р,. = 1810 6 Па -с [8].
Критерий Рейнольдса для потока воздуха в трубопроводе:
Re ^ А, =15 0^976-1,194 =97Н20
18 10~6
ринимаем, что воздуховод имеет длину 1(, = 15 м, абсолютную шерохо-
,	&~№мм, три отвода под углом 90°, дроссельную заслонку типа
Юбочка» „измерительную диафрагму.
""	Re = 9,7l.10s „ 4 = 154 = 3253 коэффи„„ент тре„„,
A = Oois <	А 0,0003	F
с"’и,5 (рис. 2.8).
коэффициентов местных сопротивлений [8]:
п
!=)	3 ^отв + Су? + ^тюфр = 3 • 0,15 + 0,1 + 4 = 4,55.
огда потери
лення воздуха в трубопроводе:
63
ДЛ.1 =
0,015-^-4-4,55
0,976
1,194-152
2	= 642,1 Па .
3)	Горелка
Большая часть потерь давления коксового газа в горелке обусло
хождением его через 48 отверстий диаметром 30мм в стенке газо В;1еНа ПР°-
Потеря давления газа при прохождении через отверстия:
Рг  0%
2
ДЛ, = <Г-
0,398-28,72
2
= 245,9
Па .
Принимаем общие потери давления газа в горелке:
\Р ,2 = 1,2 • АД, = 1,2 • 245,9 = 295 Па ,
где 1,2 - поправка, учитывающая увеличение потерь давления при взаимо-
действии газовых струй с кольцевым потоком воздуха.
Потери давления воздуха в горелке складываются из потерь в смесителе
(кольцевой канал) и потерь при выходе газовоздушной смеси из сопла в топ-
ку: '
2	2
ДЛ,2 =: Я  Чд+ 	+ Л. 	_
62	<1,	2 с 2
Длина смесителя 1сиее =1,0 м .
Эквивалентный диаметр смесителя:
dj= dHtlp - danymp = 0,706 - 0,273 = 0,433 м .
Скорость воздуха в смесителе:
37749,37-(273+ 20)	1ГП м
й>в =----------------Ч------Ч-------?1 = 16’9 " 
2  3600 • 273 • 0,785 • )0,7062 - 0,2732) с
Критерий Рейнольдса для потока воздуха в кольцевом канале:
Re = aed>Pe = 16,9-0,433-1,194 = 485407
18-106
64
</	0,433
— =--------= 2165 коэффициент трения
Д 0,0002	н
Re = 4,85 105 и
<1* 2,8)'
,,„017.2Д!_^Ы«2«!+|,3.Ы2^ = (>9Ъ„а.
ДР„.2 = 1’2 0’0	0,433	2	2
авка учитывающая увеличение потерь давления при взаимо-
ГДе 1,2 ' действии кольцевого потока воздуха с газовыми струями.
4)	Топка
Потери давления в камере сгорания определяются по формуле для аппара-
тов с закрученным потоком [11].
ЛС< •' • • / '	2
где 0W/, - приведенная скорость продуктов горения, отнесенная к поперечно-
м
му сечению камеры, —;
с
^пр ' коэффициент сопротивления, отнесенный к приведенной скорости
продуктов горения.
По данным П.Д. Лебедева £пр = 35,5 [ 11 ].
Приведенная скорость продуктов горения в камере сгорания:
О>„р = — V»-- (273 + ?„,)	= 39745,23 (273 + 900) = ? ] м
3600 0,785 </,;, -273 3600-0,785  2,922 • 273	’ с’
где d = 2 9?
м  Диаметр топки (камеры сгорания).
ЦНл ость продуктов горения при температуре 900°С:
Q1? 379328 + 0,1293  32 + 0,10431  18	273 _ кг
22’4	273 +900 ~ °’29 77 ‘
ТогДа потепи „
авления в камере сгорания:
65
О 29 -7 I2
АРКС.,=35,5 - 2/U =259,0 Па .
Потери давления при прохождении продуктов горения
расположенную на выходе из камеры сгорания в смеситель „Через РеШет.,
формуле:	’ °пРе4еля1ОТс7>-
2	Г!,>
\Р = Г.
речи Ь
Коэффициент сопротивления решетки может быть оппелепри ,
[10]:	По Формуле
£= 1-1 + 0,707 — ,/ТТ^
VP	<Р
(2.7)
где (р - доля живого сечения решетки.
При <р = 0,4 коэффициент сопротивления решетки:
I 1	1	1
^=—-1 + 0,707 —-ТТГод =8,23.
у 0,4	0,4	)
Тогда:
0 29-7 I2
\Рреш = 8,23  ’ 2 ’ = 60,2 Па .
Суммарные потери давления в топке:
ДР,„ = ДРА.С.. + \Р1К,1Н = 259,0 + 60,2 = 319,2 Па .
5)	Смеситель
Потери давления в смесителе определяем аналогично потерям давления в
камере сгорания:
2
Плотность теплоносителя при температуре 500°С:
Ртн ~
Ы 22,4
273
273 + г„,„
66
^+О646№ОЛВЗ_32 + 0,21493 18 _273___ = ()	,	к.-
(К0249±44+^_------273 + 500	л(3
L Ная скорость теплоносителя в смесителе:
V,,,,,  № +	)	= 80043-48 . (273+ 500) = g д м
^>=^0785^273 3600 0,785-2,922-273	’ с
Тогда потери давления в смесителе:
О 421•9 42
дЛ1/= 35.5 -4~ —=660,3 Па .
6)	Газоход от смесителя до сушильного аппарата
Потери давления в газоходе определяются по формуле:
Коэффициент трения в кирпичном газоходе принимаем равным 0,04 [5].
Длина газохода с учетом длины сушильного аппарата: / ,v = 9 м.
Диаметр газохода: d ,v = 2,0 м.
Скорость теплоносителя в газоходе: cd ,v = 20 —.
Принимаем коэффициенты сопротивления:
- на выходе из смесителя в газоход £суж = 0,2,
- при повороте газов в сушильную камеру = 0,1.
Тогда:
АР.-х = [0,04  - + 0,2 + 0,110,421'2° = 40,4 Па.
\	2 J 2
И*# °РаспРеделительная решетка и кипящий слой
Гидравлическое
распРеделецИе сопР°тивление решетки оказывает большое влияние на
т°йчивоСТь к Псевлоожижающего агента по поверхности решетки и на ус-
Мальное сопроти1ЦеГО слоя’ ‘То данным различных исследователей мипи-
СопРотиВЛеНия вле,,ие решетки должно составлять от 10 до 100 % и более
^н<>Жеством фак1'ЯЩеГ° слоя ^l- Такое расхождение оценок объясняется
°Сть Работу anri °Р°В’ определяющих структуру кипящего слоя и надеж-
ППаратов с кипящим слоем.
67
С теоретической точки зрения для равномерного и устойчи
слоя необходимо, чтобы общее гидравлическое сопротивле°Г° КИПен
слоя заданной высоты и газораспределительной решетки на л""6
ее поверхности возрастало с увеличением локальной скорости °°М ЭЛех,бн '
тельно, при выполнении этого условия всякое случайное (фл
увеличение порозности кипящего слоя будет сопровождаться^ ^а1,И01|н^'
его сопротивления и равным увеличением сопротивления рещетк'еНЬи1е11Ие'<
стояние рассматриваемого элемента кипящего слоя будет неустой ^0ВоеС(1-
как порозность его окажется при этом больше равновесной и в п ИВЫМ’
ремешивания частиц начнет уменьшаться, сопровождаясь соответс ТаТеле'
уменьшением скорости газа. В конечном итоге рассматриваемый э ТВ^К)Ц1Им
пящего слоя вернется к первоначальному состоянию. Аналогичные ентки'
будут протекать при случайном локальном уменьшении порозности'^01'!
го слоя, возвращая его к устойчивому состоянию.
Математическая формулировка условия равномерного и устойчивого <
пения» слоя может быть представлена в виде:
ЭР,,
h=const
да) да) ’
(2.8)
где дРг1 = ЭР/; + дРс - изменение общего гидравлического сопротивления
решетки и кипящего слоя при изменении скорости
газа Эй);
h - высота кипящего слоя в аппарате.
Это уравнение может быть решено аналитически, если известны зависи-
мости сопротивлений решетки и кипящего слоя от скорости фильтрации газа.
Для перфорированных решеток с квадратичной аэродинамической харак
теристикой:
ДР/, = К]  й>2,
а для тонкопористых решеток с линейной характеристикой:
АР/, = К2  а) ,
где К],к2 - коэффициенты пропорциональности, которые при И3 ^^ц-
скорости газа в узком интервале могут приниматься П
ными.
В дифференциальной форме эти зависимости имеют вид:
68
= 2кхсо и
Эй?
ЭР,,
-^- = к2 
adj
1нффере«««»->т»"е""е
={р,„ -z’) ^ ^ (1-4
выра*аЮ1цее
получим:
ависимость сопротивления кипящего слоя от его параметров,
Эй?	дс0
ЭР/,
Подставив значения |
кипения слоя (2.8), получим для перфорированных решеток:
ЭР.
и —— в условие равномерного и устойчивого
Эй?
2 кгщ > (pm-p)g-H~ .
а  (1 - е)
Умножив левую и правую части последнего уравнения на------------, полу-
чим:
АР/, > а> де
АРС 2  (1 - е) да)
Таким образом, для определения минимального сопротивления решетки
необходимо знать зависимость порозности кипящего слоя от скорости газа.
’  Тодесом с сотрудниками [15] предложена эмпирическая зависимость,
Раведливая для всех режимов псевдоожижения:
£ = (18  Re+0,36  Re2)° 21 • Лг-0’21 .
(2.9)
Откуда;
3,78 + 0,151-Re_____
3Re Ar021 .(18-Re+0,36 Re2)0’79
,,Ых рец1еток. стно последние три уравнения, получим для перфорирован-
69
> ______ 1.89+ 0,0756-Re
(18 + 0.36 Re)1’79 [^Г'ч18 + 0.Зб.Ке) ' ’Ч
Аналогичным образом для тонкопористых решеток
М0Ж1'°п0Лучить:
ъ	3,78+ 0,1512-Re
АР	/ Л \0,21	—---- . о .,
•	(18 + 0,36-Re)11'79-(18 + 0,36-Re)	'
Согласно полученным зависимостям критическое значение
АР	отн°шенщ
—}- возрастает с уменьшением диаметра частиц и снижается при увел
нии плотности частиц. На перфорированных решетках равномерное пс
ожижение достигается при падении давления на них едва раза меньшем Д<
на тонкопористых решетках.
Для проектируемого сушильного аппарата:
ДРС
1,89 + 0,0756-548,2
, ( с о.21	=0,45 .
(18 + 0,36  548,2)0'79  691952	-(18 + 0,36  548,2)
548,2 ) V	’
При высоте кипящего слоя h = 0,12 м потеря давления в кипящем слое:
= р„, • g • й • (1-е) = 1270 • 9,81  0,1 • (1-0,7) = 373,8 Па .
Минимальное значение гидравлического сопротивления решетки:
АР„ =0,45-373,8 = 168,2 Па .
Следует подчеркнуть, что уравнение (2.9) и полученные на его основе!с
отношения (2.10) и (2.11) справедливы только при псевдоожижении сы У
зернистых материалов в изотермическом слое. При сушке влажных?
взаимное перемещение частиц в кипящем слое затруднено, а темпера у в
за резко падает по высоте. Поэтому случайные изменения порозности
каком-либо месте могут привести к образованию канала в слое иЛИовОК- для
ганию» угля на решетке. Опыт эксплуатации промышленных Уста ч1)Вая рз-
сушки угольных концентратов в кипящем слое показал, что устои ”1
70
„тя обеспечивается при нахождении отношения ------
^ильного *"пара	АЛ
2-3 [15].
, днап83ОНеДрУеМОЙ УстановКИ пРинимаем-
+1Я пр°е
др , = 2.5  АЛ = 2,5  373,8 = 934,5 Па .
тппотивления решетки, соответствующий такому падению
к«.ф““®«етип°ф“ри,“:
f------т-
Ртп ' ^пр
Скорость теплоносителя, отнесенная к площади газораспределительной
решетки:
= У,,,,,-(273+ !,„„) = 80043,48 (273+ 500) = gм
Ш"Р 3600-5р -273	3600-7,2.273	’ с '
Тогда:
2  934,5
0,421-8,742
= 58,1 .
Живое сечение решетки с таким коэффициентом сопротивления определя-
ется по формуле (2.7) и равно 0,19 .
Таким образом, для проектируемого аппарата потеря давления в газорас-
пределительной решетке = 934,5 Па, а в кипящем слое \РС — 373,8 Па.
) Трубопроводы от сушильного аппарата до циклонов
По данным расчетов сушильного аппарата диаметр трубопроводов для от-
Работанных газов do, = 1,2 м . Скорость газов в трубопроводах й)„ , -15 —.
Принимаем:
I Ко НЭ трубопроводов для отработанных газов /0 , =8 м ;
'абсолГ'80 °ТВ0Д0В П°Д УГЛ°М 9°° П""’" =‘;
щ ТНая ШеРоховатость трубопроводов А = 0,2 мм.
°СТЬ отРаботанных (хвостовых) газов при 85 °C:
Л^ЗЛ48Ч4+25^91,28 + 9>758-32+32,403 18	273	кг
= 0,ооо —- .
At
22,4 100
273 + 85
71
Вязкость отработанных газов /ио, =17,57 Па-с
Критерий Рейнольдса для отработанных газов:
Re = аог • doe  Рог
Рог
15 1,2 0,868
17,57 10 е
= 889243 .
d 12
При -2^- = —-— = 6000 и Re = 8,89 105 коэффициент
Д 0,0002	туициент
(рис. 2.8).
Сумма коэффициентов местных сопротивлений:
Тре,,ия =0,0,5
£ = Сг + Сото = 0,3 + 0,2 = 0,5 .
i=i
Тогда потери давления в трубопроводе от сушильного аппарата до цикло
нов:
2
Рог '	= (0,015 • — + 0,5)
2	1,2
0,868 152
2	—58,6 Па.
10)	Циклоны сухой пылеочистки
Потеря давления в циклоне:
ДР ,,=;.^ = 115.^^ = 608 /7а.
"	2	2
Гидравлическое сопротивление группы циклонов:
ДР,,,, = 1,1  ДР,, = 1,1 608 = 669 Па.
11)	Трубопровод для подачи отработанных газов из циклонов в смеситель
Диаметр трубопровода рециркулирующих газов:
d = I	+	_ [40298,25  (273 + 85) _1OS м .
рг \ 3600 0,785 со-273 \ 3600- 0,785 -16- 273
Принимаем:
-	длина трубопровода 1рг =15 м',
-	абсолютная шероховатость трубопровода Д = 0,3 мм;
72
отводов под углом 90° и„ш„. - 5;
_ количеСТВО имеет дроссельную заслонку и измерительную диафрагму.
Кр^ри^йн0ЛЬДСа:
= 16-1,08- 0,868 = 853673
Re" рр.	17,57 10-6
dp- 1>08 - 3(500 и Re = 8,54-105 коэффициент трения Я - 0,015
При ' 0,0003
(пис. 2.8).
,Р Сумма коэффициентов
местных сопротивлений:
f = 5 • £опю +	+ Ъиафр = 5 • 0,3 + 0,1 + 4,0 = 5,6 .
Тогда потери давления в трубопроводе:
до =	+	= (0,015 — + 5,6) 0,868 16 =645,3 Па.
[ d,h,	2	1,08	2
12)	Трубопровод для отработанных (хвостовых) газов от циклонов до
мокрого пылеуловителя
Принимаем:
-	длина трубопровода 1Х.,= 20 м;
-	диаметр трубопровода бхг = 1,2 м;
абсолютная шероховатость трубопровода А = 0,3 мм ;
количество отводов под углом 90° п()т„ = 4;
Скорость газов в трубопроводе:
сох. =, Vv'(273 + tI.) = 52664,35 (273+ 85) _]? м
3600 0,785 dXi, -273 3600  0,785  1,22 • 273 с’
Кр"т'Р"« Рейнольдса:
Re,bj^=12J^ = 1007808
Аг.. 17,57-10"6
73
Пр" "д si»»'"" " Re=l0 ,0‘ “’*Ф"«»=ит тре„и
(рис. 2.8).
Потери давления в трубопроводе хвостовых газов:
др,. = [л-+ £ $ Д	= [ о,о 15 • — + 5  о, з 1 °i86Li72 _
I 4г.- |=1 J 2	1,2 J 2	~^19>5/7а
13)	Мокрый пылеуловитель (пенный скруббер)
Потери давления в пенном скруббере определяются по формуле-
^пс ~ ^вх +	р + ЬРВ + ^Р.-ж + 'выХ 
Потеря давления на входе газа в скруббер:
2
др . = . Рз - •
1,0
0,868-172
2
= 125,4 Па .
Коэффициент сопротивления сухой решетки:
1[ 0,707
0,256	0,256
,2
•71-0,256
= 28 .
Потеря давления на сухой решетке:
ДР„<-^ ^ =28.°-’868 <76fr,
1	2	2
где а)пс - скорость газов в пенном скруббере, — .
с
Потеря давления на преодоление сил поверхностного натяжения:
d<)
4-72,8 10~3
0,005
Па,
II
где ст - поверхностное натяжение воды, —;
м
do - диаметр отверстий в решетке, м .
Потеря давления в газо-жидкостном слое на решетке:
74
= 1,3 /7»,  g • Но = 1,3 1000 9,8! °,°28 = 357 Па.
„АНИЯ на выходе газов из пенного скруббера:
Потеря да^
д/,	_Л.£^ = 0,5.°’868 172 =62,7 Па.
Ывых ь 2	2
Общие потери давления в пенном скруббере:
АР = 125,4 + 76 + 58 + 357 + 62,7 = 679,1 Па .
пс
14)	Выхлопная труба
Принимаем:
_ высота выхлопной трубы h„lp = 15 м ;
-	диаметр выхлопной трубы dmp = 1,2 м ;
-	абсолютная шероховатость трубы А = 0,3 мм .
Потеря давления в выхлопной трубе:
др = [л .^!!L + £	1. Р^- • °>У = (о,О15  — +1,0) • в'868--- = ] 49 Па .
ч атр	у 2	А’2	2
Результаты расчетов потерь давления в отдельных элементах аэродинами-
ческой схемы сушильной установки позволяют определить необходимые
давления газодувки, воздуходувки, рециркуляционного и хвостового дымо-
сосов.
Необходимое давление газодувки соответствует общей потере давления в
сети от заводского газопровода до сушильной камеры (где поддерживается
оеферное давление) за вычетом избыточного (манометрического) давле-
газа в заводском газопроводе. Общая потеря давления на этом участке:
ХР.() = ДР 4 + ДР+ ДР + ДР + ДР ,х. + ДР„ + ДР =
= 451,2 + 295 + 319,2 + 660,3 +40,4 + 934,5 + 373,8 = 3074,4 Па
Тц
вания хи Давление коксового газа в конце технологической схемы улавли-
^СтановкаИЧеСКИХ пР°дУктов коксования обычно составляет 4000 - 6000 Па,
не потРебуется.
^оДУвки UMOe давление воздуходувки равно сумме потерь давления от воз-
[у До оушильной камеры:
75
ЛРв') = АЛ,1 + ^«2 +	+ ^Ргх + AP/; + др
= 642,1 + 692,5 + 319,2 + 660,3 + 40,4 + 934,5 + 373,8 = 3662 8 rj
Выбираем для установки вентилятор типа ВДНу-12,5 со с
рактеристикой [16]:	-'|<ячей Ха
-	диаметр рабочего колеса, мм....................
об	~ '
-	скорость вращения колеса,...................... ..
мин	............
JM3
-	производительность при температуре 20 "С, -—
ч
-	полное давление при температуре 30 °C, Па .
-	полный КПД.................................
-	установочная мощность, кВт ................
40515
5000
0,82
90
Потребляемая мощность:
д/
1 ’ /if)
1	3600-7/
40515-5000	„
----------= 68623 Вт .
3600 • 0,82
Необходимое давление рециркуляционного дымососа равно сумме потерь
давления в замкнутой цепи: смеситель - газоход - газораспределительная
решетка - кипящий слой - трубопроводы отработанных газов - группа ци-
клонов - трубопровод рециркуляционных газов, то есть:
\Рр(} = \РСЛ, + АР ,Л. + ЬРр + АР(. + ДР,,., + АР,,„ + АР,,. =
= 660,3 + 40,4 + 934,5 + 373,8 +58,6 + 669 + 645,3 = 3382 Па .
Выбираем для установки дымосос типа ДН-12,5 со следующей характери
стикой [16]:	-I
-	диаметр рабочего колеса, мм...........................^50 I
об	1500
-	скорость вращения колеса,.............................
мин
3
QC «г. м	52845
-	производительность при температуре 85 С, —............
ч
1 НА °/^ Г7	3500
-	полное давление при температуре 100 С, Па............. ,
-	полный КПД............................................0].
-	установочная мощность, кВт ...........................
Потребляемая мощность:
76
v;,  ДР/)(> _ 52845  3500
Н/,<> = 3 6OOz7	3600  °’7 6
= 67602 Вт .
д вление хвостового дымососа равно сумме потерь давле-
Heo6^toe^ шильной камеры до выхода газов из выхлопной трубы в
ца участке от су
ния на У .
атмосферУ-
ЛР +ДР7,+АР„1.+А^=58'6 + 669 + 679’1 + 149 = 1555’7 Яа 
ппя установки дымосос типа ДН-17 со следующей характери-
Выбираем для
СТИЙдиаметр рабочего колеса, мм ..............................1700
°б	7ЧП
скорость вращения колеса, .............................../50
- производительность при температуре 85 °C, —............69062
- полное давление при температуре 100 °C, Па.............1750
- полный КПД.............................................0,78
- установочная мощность, кВт.............................75
Потребляемая мощность:
Vv.-  АРИ, _ 69062  1750
ЗбОО-т; ~ 3600-0,78
= 43040 Вт .
Общая мощность, потребляемая воздуходувкой и дымососами:
N,„- = 68623 + 67602 + 43040 = 179265 Вт .
2.8 Р
на^,ц^С^1иилки с |,апРавленным перемещением кипящего слоя
ления рИВеденном выше примере расчета сушильной установки для опреде-
значения Теплоносителя были заданы на основе практических данных
ПозволяетТеМПеРаТУРЬ1 высУшенног° угля и отработанного газа. Такой подход
грещцОсть|^пР°стить решение задачи, однако связан со значительной по-
и ОтРаботан|!оТ 1еТ°В' Действительности конечные температуры материала
т°лько На ОС|1ОВ Га3а зависят от условий сушки и могут быть определены
с°вместц0 с v 6 Решения уравнений материального и теплового балансов
На в кипящем ^а,л’еииями равновесия и скорости теплообмена и массообме-
77
Характер изменения по длине аппарата температуры высуц
териала f,,, его влагосодержания и1 (кг/кг сухого материала) и 3еМ°Г° ма
газа над кипящим слоем t, показан на рис. 2.9. Для определе ТеМПе^ат^РЬ|
значения температуры отработанного теплоносителя необходимо С'1СД|,е,о
изменения этого параметра в кипящем слое. Локальное значениеЭНаТь
ры отработанного газа может быть определено из уравнений ТемпеРату.
ланса и теплообмена между газом и твердыми частицами:

~6та
Р d х с.
где f - температура газа - теплоносителя под решеткой, °C;
С, - температура высушиваемого материала, °C;
т - масса сухого материала в кипящем слое на единице площади решет
кг
ки, —;
м
, ,	кВт
а - коэффициент теплоотдачи в кипящем слое,-----;
м2-К
р}1 - плотность материала,
.и
d - средний диаметр частиц материала, м ;
кг
g . - массовая скорость газа - теплоносителя, —-—;
м2  с
с . - удельная теплоемкость газа, .
кг  К
Изменение температуры и влагосодержания материала по длине аппарата
с направленным перемещением кипящего слоя связано с изменением этих
параметров во времени при нестационарном процессе сушки следующими
уравнениями:
Л1 .
Э/ 3r-vc1
Эи,( _ dwc
dl drvcl’
с	кг
где w - влагосодержание материала,---------------
кг сух. материала
м
vc l - скорость направленного перемещения кипящего слоя,
78
Рис. 2.9 - Изменение параметров материала и теплоносителя по длине
аппарата с направленным перемещением кипящего слоя
Нестационарный процесс сушки материала в кипящем слое описывается
дифференциальными уравнениями:
= £1.	+ .
т (с.м+св •m/)-(i+xJ
Эи>с _ gt, х-х„
дг т 1 + х„
К* влагосодержание газа над слоем,-------—----;
кг сух. газа
К Г0С0Держание газа под решеткой,-----------—----;
кг сух. газа
г'Удельная тепппто с	кДж
ли ia пароооразования при температуре материала,---;
кг
79
с„ - удельная теплоемкость сухого материала,
кг К'
с,. - удельная теплоемкость воды, .
кг- К
Зависимость скрытой теплоты парообразования от темпепа
торой происходит испарение влаги, описывается уравнением- РЫ’ ПРИ к°-
г =/j ()=2493,1-2,30-r„ .
Влагосодержание газа над кипящим слоем может быть рассчитано, если
принять, что скорость процесса сушки определяется скоростью подвода теп
ла к материалу. Практика показывает, что это условие выполняется в доста.
точной мере при сушке в кипящем слое поверхностно-влажных материалов
до определенного (критического) влагосодержания значение которого
зависит от свойств материала и условий сушки. Поэтому при wc > w‘;) и
t ,=tu влагосодержание отработанного газа является функцией только тем-
пературы материала и описывается с достаточной точностью выражением: |
х = / (f ) = 0 004  e-°-021+0-°756 f„-0,00051-^, +0,00000441’
Если тепловое равновесие не достигается (1, >1„), то:
г
При влагосодержании материала wc < wcK/, обычно принимается линейным
закон изменения скорости сушки, при котором влагосодержание отработан-
ного теплоносителя можно определить по уравнению:
•л/>
WKP
где х - влагосодержание газа над кипящим слоем при критической вла
сти материала.	схемах
При высоком влагосодержании сушильного агента (например, в03.
сушки с рециркуляцией отработанного газа) в начальный момент су ^|joCT(1
можна конденсация влаги из газа и, следовательно, увеличение	^е-
материала в слое, если х < хи . В этом случае уравнения, описыва	аГОсо-
нения температуры отработанного газа над слоем, температуры и
держания материала в слое, принимают вид:
80
dt xl _ 8 г ( ~ ^) + cg ' (х ~*н )'Гм
Эг т (с,,+c„-v/)-(l + x,,)
Эи/ = gt. (х-хн)
дт т (1 + х„)
/ - энтальпия насыщенного при температуре материала газа над слоем
кДж
материала,------------.
кг сух. газа
Энтальпия газа, насыщенного при температуре Т„, может быть определе-
на с достаточной точностью по формуле:
/ = /3(г ) = 9 637 . е()'05+0-|092 'и -0-(ю|:|53-'2, +о,ооооо977 <’
Таким образом, изменение во времени основных параметров периодиче-
ского процесса сушки зернистых материалов в кипящем слое описывается
системой нелинейных дифференциальных уравнений, решение которой точ-
ными математическими методами связано со значительными трудностями.
Приближенное решение этой системы может быть получено методом конеч-
ных разностей при помощи ЭВМ. Блок-схема алгоритма решения приведена
на рис. 2.10.
Для выполнения расчетов по приведенному алгоритму необходимо пред-
менИТеЛЬН° опРеделить скорость сушильного агента, коэффициент теплооб-
в кипящем слое и энтальпию сушильного агента.
СИМо Росгь сушильного агента а определяется по приведенной выше зави-
риа^сти	из условия обеспечения устойчивого кипения мате-
£ ~ 0,65 - 0,75) в начале газораспределительной решетки, где темпе-
берутс?* вслое минимальна. Свойства газа для расчета критериев Re и Аг
ратура газдИ СРЗДНеЙ темпеРатУРе его по высоте слоя. Принимая, что темпе-
Риала оа НЭД слоем в начале аппарата примерно равна температуре мате-
тное значение температуры газа можно определить по формуле:
82
Рис. 2 10 _ к
ьлок-схема алгоритма расчета сушилки с направленным
перемещением кипящего слоя
83
ГЛАВА 3. КОКСОВАНИЕ УГЛЕЙ
Коксование - это процесс нагревания углей без доступа воздух
1000-1050°С, в результате которого органическая масса разлагается с
зованием газо- и парообразных продуктов и твердого спекшегося остат^Я
кокса, используемого в качестве восстановителя железных руд в доменн '
производстве.
11роцессы, протекающие в угольной загрузке при нагревании в коксов
печах, имеют сложную физико-химическую природу и недостаточно изуч^
ны. Процесс коксования можно разделить на несколько последовательны"
стадий.
1.	Сушка, то есть испарение внешней влаги углей, которая завершается
при температуре, близкой к 100°С.
2.	Удаление внутренней влаги и адсорбированных газов и начало разло-
жения органической массы с выделением кислородсодержащих газов и
простейших углеводородов в интервале температур 100 - 350°С.
3.	Переход угольной массы в пластическое состояние при температурах
350-500°С в результате интенсивного разложения с образованием жид-
ких продуктов конденсации и полимеризации радикалов. Из-за ограни-
ченной газопроницаемости пластической массы давление газов повы-
шается, что способствует ее уплотнению и образованию пористой
структуры.
4.	Отверждение (спекание) пластической массы в интервале температур
500-600°С с образованием жесткой пористой структуры полукокса, от-
личающегося от кокса большим выходом летучих веществ, меньшей
пористостью и прочностью. Выделяющиеся из полукокса газо- и паро-
образные продукты подвергаются термическому разложению с образо-
ванием твердого углерода в виде графита, который откладывается в
порах полукокса и увеличивает его прочность.
5.	Превращение полукокса в кокс при повышении температуры от 600 до
1000°С. В результате термической деструкции с выделением газооб-
разных продуктов полукокс претерпевает усадку, отходит от стен ка-
меры коксования и делится продольными и поперечными трещинами
на отдельные куски.
Качественный кокс может быть получен из коксующихся углей, обла-
дающих совокупностью свойств (пластические свойства, степень вспучива-
ния, спекаемость, усадка и др.), которые обеспечивают спекание отдельных
зерен угля в интервале температур 500-600°С в монолитную массу, которая
при дальнейшем нагревании подвергается термическому разложению и рас
трескивается на куски различного размера из-за усадки [17].
В полной мере этим требованиям отвечает только уголь марки К (коксо
вый), однако из-за ограниченности его запасов для получения кокса исполь
зуют смеси различных углей (угольные шихты), толщина пластического ело*
которых при испытании в аппарате Сапожникова составляет 14-20 ММ<
усадка - около 20 мм. С увеличением в шихте доли газовых и жирных yrJ
86
ся выход химических продуктов коксования, и растет число уса-
увели41’ щИН в коксе, что приводит к его измельчению. Присутствие в
дочных ИНЬ|Х спекающихся углей снижает густоту усадочных трещин и
",иХТе \ег увеличению крупности кокса. Избыток этих углей в шихте
cnocoot^ к п0ВЬ1Шению истираемости кокса.
пР1*®1 ство кокса зависит не только от состава угольной шихты, но также от
I зжности. степени измельчения, насыпной плотности в камере коксова-
ее скорости нагревания и других факторов. Увеличение насыпной плотно-
НИЯ’ ихты путем ее обмасливания, частичного брикетирования, трамбования
сти ших * j
зволяет увеличить долю газовых и слаооспекающихся углей в шихте,
чшить качество кокса, уменьшить его себестоимость, увеличить произво-
дительность коксовых печей.
Период коксования, определяющий производительность коксовых печей,
зависит от температуры в отопительных простенках, ширины камер коксова-
ния, влажности и теплофизических свойств угольной шихты. При боковом
подводе тепла из обогревательных простенков в угольной загрузке устанав-
ливается значительный градиент температур, что обусловливает одновре-
менное присутствие в ней слоев кокса, полукокса, пластической массы, сухо-
го и влажного углей. Так как температуропроводности этих слоев сильно
различаются, а перенос тепла осуществляется не только теплопроводностью,
но и потоком водяных паров и летучих веществ, то классический метод рас-
чета времени нагревания неограниченной пластины в этих условиях мало
пригоден. Поэтому продолжительность коксования определяется опытным
путем.
Температура горения отопительного газа в вертикалах составляет
1800—1900°С в зависимости от коэффициента избытка воздуха и режима кок-
сования. В вертикалах, работающих на нисходящем потоке, температура
продуктов горения снижается до I2001400 C'. Отвод продуктов горения в
атмосферу означал бы большие потери тепла. С целью повышения теплотех-
нического КПД коксовых печей и снижения расхода отопительного газа теп-
ло продуктов горения используется в регенераторах для нагревания воздуха,
подаваемого в вертикалы, до температуры 1100-1200°С. При этом темпера-
тура продуктов горения снижается до ЗОО-ЗбО°С.
Дальнейшее снижение температуры отходящих газов является неоправ-
данным из-за необходимости резкого увеличения размеров регенераторов и
высоты дымовой трубы.
45 “Даваемый из печей кокс имеет температуру 1050±50°С, и уносит около
кокса ТеПЛа’ затРачиваемого на процесс коксования. 11ри мокром тушении
3oBaT(j3T° тепло полностью теряется. Сухое тушение кокса позволяет исполь-
Ть большую часть этого тепла для производства водяного пара и элек-
Ф Зеской энергии.
Лансов рассмотРены методики составления материального и теплового ба-
трубЬ[ пР°11есса коксования, определения размеров регенераторов и дымовой
• а также расчета установки сухого тушения кокса.
87
3.1 Материальный баланс коксования
Составление материального баланса коксования заключается
нии количества кокса и химических продуктов, образующихся п °ПРе4еле.
нии определенного количества угольной шихты. Критерием пп К°Кс°8а-
составления баланса является равенство массы переработанной ,’11>Ностм
ходная часть) общей массе полученных продуктов (расходная часть)- ''' 1п₽и'
п т

1=1	1 = 1
В приходной части материального баланса обычно учитывается два I
понента (п = 2) - сухая шихта и влага шихты. В расходной части учитывают"
ся кокс и основные химические продукты, выход которых из шихты состав-
ляет более 0,1 %, а именно: коксовый газ, смола, сырой бензол, аммиак серо
водород, влага шихты и пирогенетическая вода (т = 8).
Для составления материального баланса коксования при проектировании
новых предприятий и при оценке работы действующих обычно используют
методики, описанные в монографиях И.М. Ханина и В.В. Юшина [18],
И.В. Вирозуба и Р.Е. Лейбовича [3] и в справочнике коксохимика [19]. Ис-
ходными данными для расчетов являются влажность, зольность, выход лету-
чих веществ и показатели элементарного анализа шихты.
Выход валового кокса в процентах на сухую массу шихты определяется
по общепринятой формуле:
100-Уш
100-V/
• 100+ п,
(3.1)
где и у/ - выход летучих веществ из сухой шихты и сухого кокса соот-
ветственно, %;
П - «припек», %.
Поправка на разницу выходов кокса в производственных условиях и при
определении выхода летучих веществ в лабораторных условиях, называемая
«припеком», определяется в монографиях [3] и [18] по формуле Г.П. ГеиДМ
А.Я. Обуховского:
//= 0,042	0,97 ^.	(3'2)
В работе |19| для определения величины «припека» рекомендуется
мула Б.И. Кустова и Я.Е. Гинсбурга:
77=47,1-58-
юо-Ущ
100-у/
(3.3)
88
вого газа определяется в указанных работах по общепринятой
(Ггабинского:	___
(3.4)
еский коэффициент К . зависящий от марочного состава шихты
^"^лксования принимается в работе |3| равным 2.54 2.99. а в рабо-
() режима кок 3^
те 1 |С>1 смолы и сырого бензола определяется в работе 119] по эмпириче-
Дормулам С Г- Аронова и Р.Л. Мишуловича:
Sen =
-18.36 + 1.53	- 0,026 f	;
(3.5)
d
ш
100
-1,61 + 0,144	-0,016 \v£af^ 100 A
(3.6)
8 б
В работе [3] вместо доли горючей массы в сухой шихте —в эти
формулы введены поправочные коэффициенты, зависящие от марочного со-
става шихты и режима коксования, КС11 = 0,80 - 0,86 и К,-, = 0,84 - 0,97 .
Выход аммиака, сероводорода и пирогепетической воды определяется во
всех работах по содержанию в шихте азота, серы и кислорода соответствен-
но:
Su = Ka-N^-~-,	(3.7)
л 34
Sh2s = ^h2s s(3.8)
впир^о'О* — .	(3.9)
дукты ltHu,Tbl перехода азота, серы и кислорода в соответствующие про-
К Ринимаются равными: /<„=0,11-0,15;	К и s =0,17-0,29;
"~и-334-0,505.
Расчетов по ।1 РасемотРенных методик в таблице 3.1 приведены результаты
£°млетуЧИх в”М матеРиалыюго баланса коксования угольных шихт с выхо-
С°Сгава’< орган1еСГВ °Г Д° % ПРИ адииа1(овь1х содержаниях золы, серы
ческой массы, а именно (% на сухую массу шихты) :
89
Таблица 3.1 - Выходы продуктов коксования, рассчитанные по мето
[3] и [19]	WaM
Название продукта	Выход продукта на сухую массу шихты, %							=30%
	V,^=24%		Vd =26 %		=28 %		Vd - III ~	
	Мет. [31	Мет.[19]	Мет.[3]	Мет.[19]	Мет. [3]	Мет.[19	Мет. [3]	Мет.Цд, 76,80
1. Кокс валовый	77,68	79,34	77,92	78,49	78,49	77,64	79,41	
2. Газ коксовый	13,52	15,43	14,07	16,06	14,60	16,67	15,12	17,25
3. Смола	3,18	3,55	3,41	3,80	3,43	3,82	3,24	3,62
4. Бензол сырой	0,94	0,97	1,06	1,09	1,15	1,19	1,24			 1,27
5. Аммиак	0,28		0,28		0,28		0,28	
6. Серово- дород	0,54		0,54		0,54			 0,54	
7. Вода пирогене- тическая	2,55		2,55		2,55		2,55	
Итого	98,69	102,66	99,83	102,81	101,04	102,69	102,38	102,31
Зольность ......................7,5
Сернистость.....................2,2
Содержание углерода..............78,4
Содержание водорода.............4,7
Содержание азота................1,8
Содержание кислорода............5,4
Значения поправочных коэффициентов в расчетных формулах принима-
лись средние в рекомендованных интервалах.
Анализ данных таблицы 3.1 показывает, что рассмотренные эмпирические
формулы неадекватно отражают существующие взаимосвязи между показа-
телями качества шихты и выходом продуктов коксования. При расчете «при-
пека» по формуле Т.П. Гейда и АЛ. Обуховского (3.2) выход кокса имеет
минимум при выходе летучих = 23,5 %, а с увеличением последнего от 24
до 30 % растет от 77,68 до 79,41 %, что противоречит результатам исслеДО'
ваний и теоретическим основам процесса коксования.
Расчетный выход кокса, соответствующий формуле Б.И. Кустова и
Я.Е. Гинсбурга (3.3), линейно снижается с увеличением выхода летучих, °4'
нако при повышенных значениях последнего (28 - 30 %) он получается за
90
на 1 - 2 % абсолютных по сравнению с данными большинства ис-
вЬ,^''Хлей [20].
сле''1 п смолы по формуле C.I. Аронова и Р.Л. Мишуловича (3.5) имеет
°ь1 м при выходе летучих на горючую массу 29.4 %, а при дальнейшем
МаКС последнего начинает снижаться, что также не подтверждается экспе-
Р^нтальными данными.
РИ0бщим недостатком рассмотренных методик расчета выхода продуктов
«сования является неопределенность поправочных коэффициентов в эмпи-
К°ческих формулах, изменяющихся в широком интервале в зависимости от
Рвойств шихты и режима коксования. Произвольный выбор значений этих
коэффициентов является одной из причин значительной невязки материаль-
ного баланса коксования. Но методике И.М. Ханина с соавторами [18] невяз-
ка материального баланса изменяется в рассмотренном интервале выхода ле-
тучих от 1,31 до 2,38 %. По методике [19] общий выход продуктов коксова-
ния превышает количество коксуемой шихты на 2,3 - 2,8 %, что указывает на
необходимость корректировки эмпирических формул.
Одной из попыток решения этой задачи является работа, проведенная на
Мариупольском и Авдеевском коксохимических заводах с участием УХИНа
[21,22]. Авторы этой работы считают, что представление выхода кокса в виде
квадратичной функции выхода летучих из шихты позволяет учесть влияние
на выход кокса как первичных процессов разложения органической массы
угля, так и вторичных превращений продуктов разложения. Однако в отли-
чие от формулы Г.П. Гейда и А.Я. Обуховского (3.2) в предложенной ими
формуле квадратичный член имеет отрицательный знак, а линейный - поло-
жительный, что устраняет симбатную зависимость между выходом кокса и
выходом летучих из шихты в реальном интервале изменения последнего от
24 до 30 %.
Формула Я.О. Габинского (3.4) для определения выхода газа видоизмене-
на ими путем введения свободного члена с отрицательным знаком и увели-
чения коэффициента перед членом , что несколько усиливает зависи-
мость выхода газа от выхода летучих из шихты.
Структура формул для определения выхода смолы и бензола такая же, как
и У С.Г. Аронова и Р.Л. Мишуловича, однако знаки перед линейными и квад-
ратичными членами уравнений также изменены на противоположные, благо-
даря чему расчетный выход этих продуктов монотонно возрастает с увеличе-
нием выхода летучих веществ из шихты в интервале от 24 % до 30 %.
Для расчета выхода пирогенетической воды авторы отказались от исполь-
зования в качестве определяющего фактора содержания кислорода в шихте,
как метод определения его весьма трудоемкий и в практике работы кок-
сохимических предприятий, как правило, не применяется. Поэтому для опре-
ения количества пирогенетической воды ими предложена квадратичная
Меняе М°СТЬ от вых°Да летучих веществ на сухую массу шихты, который из-
ся симбатно с содержанием кислорода в шихте.
91
В результате обработки данных коксований на лабораторной
в промышленных печах Мариупольского КХЗ получены следу1п' CTatl°4-e
ния для определения выхода продуктов коксования:	1Ие Уравце
gk = 100_^ -100 + 0,27  V* - 0,004 	)2_ 1Д4.
100 V
g, = 4,54 -JvJ- 7,9;
gcu = 7,69 - 0,52 • V* + 0,0135 • (v* )2 ;
g6 = 3,58 - 0,22  V* + 0,00505 •	)2;
Sa =0,144- Ndui;
g^O.213-^;
gmip = 22,4-1,83	+0,039- fe)2.
(3.10)
(3-11)
(3.12)
(3.13)
(3.14)
(3.15)
(3.16)
Исследователями в СССР, Германии, США, Японии особое внимание уде-
лялось изучению влияния выхода летучих веществ из шихты и других факто-
ров на выход кокса. Наиболее полный и глубокий анализ проведенных за по-
следние годы исследований дан в работе В.И. Сухорукова и Ю.В. Степанова
[20]. Авторы считают, что использование показателя выхода летучих веществ
из шихты в качестве базового в большинстве формул оправданно, так как он
в определенной мере отражает химический состав и строение углей, химиче-
скую стойкость углей и первичных продуктов их разложения. Важным свой-
ством угольных шихт является аддитивность выходов летучих веществ при
смешивании различных углей, что ставит под сомнение, по мнению авторов,
правомерность использования квадратичной функции выхода летучих в фор
мулах для определения выхода кокса. Решающую роль в образовании «при
пека» кокса в промышленных печах играют процессы твердофазной
конденсации, порядок которых близок к единице.
Из множества известных формул для расчета ожидаемого выхода
большинство которых являются эмпирическими, лишь формула С.Г. Р°
ва, М.В. Гофтмана и И.А. Копелиовича:
g, =100-^+г/	I
триваеМ011
представляет попытку теоретического подхода к решению рассма р
задачи. Выражение (yd - у/ ) в этой формуле трактуется как выход
92
ный относительной потере массы коксуемой загрузки. Эта
,,.пйого газа’ Р .„ОРТ однако, того факта, что вследствие процессов твер-
учитываем аа
ъормУла 7 -онденсации, протекающих в угольной загрузке в коксовых
д0фазн°й ”°парОГазовой фазы уменьшается, а масса твердого остатка соот-
печаХ’ ^возрастает.
веТственн	и JQ в Степанов принимают, что при данных условиях
В В. <-'х^ошение выхода сырого коксового газа к выходу летучих по
коксован1’’ ПОСТОЯННо для различных шихт и предлагают на этой основе
^мулУ 1ЛЯ определения теоретического выхода кокса:
gk = \W-K„ V*,
е к - относительный выход парогазовой фазы при коксовании в произ-
водственных условиях.
В результате обработки результатов многолетних определений выхода
химических продуктов коксования по ГОСТ 18635-73 и ящичных коксований
шихт Нижнетагильского металлургического комбината получено значение
К , = 0,857. Таким образом, 14,3 % летучих веществ связываются на поверх-
ности кокса в процессе твердофазной поликонденсации, образуя так назы-
ваемый «припек» кокса, а 85,7 % летучих веществ составляют сырой коксо-
вый газ, отводимый из коксовых камер в газосборник. Если это количество
парогазовых продуктов (за вычетом сероводорода) распределить между кок-
совым газом, смолой, сырым бензолом, аммиаком и пирогенетической водой
в соотношении 65,2:15,7:5,2:1,5:12,4, наблюдаемом в производственных ус-
ловиях, то мы получим формулы для определения выхода соответствующих
продуктов коксования, приведенные ниже:
gk =100 -0,857 V*-	(3.17)
g,.= 0,559-^-0,166-5^,;	(3.18)
ge.v=0,135 -V^ -0,04	(3.19)
8 б = 0,0443	-0,0132• 5^;	(3.20)
=0,0125-VjJ-0,0037-5^,;	(3.21)
snup = 0,106 -V* -0,0315-S^;	(3.22)
=0,255-5^.	(3.23)
93
Таблица 3.2 - Расчетные и производственные данные о вы
коксования	Де пР°Дук-Го
Название продукта	Выход продукта на сухую											
	=24 %			vrf =26 %								
							С =28 %					
	♦	**	***	*	**	***	*	**	***	* 74,07 16,97		
. Кокс валовый	79,80	79,43	78,90	77,99	77,72	77,10	76,01	76,00	75,40		74,29 >6,40	73.60
. Газ коксовый	14,34	13,05	-	15,25	14,17	-	16,12	15,29				
. Смола	2,99	3,15	2,97	3,30	3,42	3,40	3,71	3,69	3,82	4,24	3,96	4,24
. Бензол сырой	1,21	1,03	0,96	1,27	1,12	1,06	1,38	1,21	1,17	1,52	1,30	129
. Аммиак	0,26	0,29	0,30	0,26	0,32	0,30	0,26	0,34	0,31	0,26	0,37	0,32
. Сероводо- род	0,47	0,56	-	0,47	0,56	-	0,47	0,56	-	0,47	0,56	-
. Вода пиро- генетическая	0,94	2,47	2,93	1,18	2,69	3,41	1,74	2,90	3,97	2,60	3,11	4,63
Итого	100,01	99,98	-	99,72	00,00	-	99,69	99,99	-	00,13	99,99	-
-	выходы продуктов коксования по формулам (3.10)—(3.16);
-	выходы продуктов коксования по формулам (3.17)—(3.23);
-	производственные данные о выходе продуктов коксования [23].
В таблице 3.2 представлены результаты расчетов выхода продуктов кок-
сования шихт, качественные показатели которых приведены выше, по фор-
мулам М.С. Шептовицкого с соавторами (3.10) - (3.16) и полученным на ос-
нове исследований В.И. Сухорукова и Ю.В. Степенова (3.17) - (3.23), а также
производственные данные, заимствованные из работы немецких специали-
стов [23].
Как видно из приведенных данных, расчетные выходы кокса, смолы
бензола по рассмотренным формулам достаточно хорошо согласуются межД
собой и с производственными данными. Производственный выход
представленный в работе [23] в л<3 из 1 т сухой шихты, изменяется вр
смотренном интервале выхода летучих из шихты от 371 до 420 м и
ставляется нам существенно завышенным. Если принять минимальную
ность газа 0,43	, то его выход составляет 15.95 % при = 24 % и
лг	о вЫ'
при У^ = 30 %, что на 1,5-3 % превышает расчетные значения. ДанН ^icTag-
ходе пирогенетической воды в производственных условиях также пр
94
пленными. Эти выводы подтверждаются тем фактом, что
яЮтсЯ наМ ^Дственный выход продуктов коксования больше количества
обШ1"1 п^ИЗихты примерно на 2,5 %.
коксУеМО ЗА Волковой и Я.И. Обуховского, изучавших материальный
к ПоДаннь1М ’ на заводах УССР в 1958 г. [24], выход пирогенетической
баланс коксова	%, вь1Ход кокса 77 - 79 %, газа 13-14%, бензола
воды с°сТ^0 удовлетворительно согласуется с расчетными данными табли-
цы " “ ные исследования материального баланса коксования были про-
•рщат г Крив0рожском металлургическом заводе [25]. I [ри коксо-
веДе11Ь‘^хты с выходом летучих на сухую массу 24,1 % получены следую-
8314,1 выходы продуктов (%): кокса - 79,03; газа - 12,97; смолы безводной -
3*35- бензола - 1,03. Эти данные хорошо согласуются с рассчитанными по
^Эмпирические формулы (3.10) - (3.16), полученные в результате обработ-
ки данных лабораторных и производственных коксований на Мариупольском
КХЗ [22], дают хорошую сходимость материальных балансов коксования
угольных шихт с выходом летучих от 24 до 30 %. Однако дифференциаль-
ный анализ этих уравнений показывает, что расчетный припек кокса достига-
ет максимума (3,41 %) при выходе летучих 33,75 %, а затем начинает падать,
что противоречит теории коксования и практическим данным.
Выход смолы по этой методике имеет минимум при = 19,26 %, а выход
бензола при = 21,8 %. С уменьшением выхода летучих соответственно
ниже 19,26 % и 21,8 % выход смолы и бензола медленно растет, а при увели-
чении выхода летучих свыше 30 % выход этих продуктов увеличивается с
нарастающей скоростью и значительно превышает данные промышленных
коксований малометаморфизованных углей.
Поэтому в основу дальнейших расчетов нами была положена формула
В.И. Сухорукова и Ю.В. Степанова для определения выхода кокса [20], бази-
рующаяся на теоретическом анализе процессов коксообразования в промыш-
ленных печах, и соответствующие ей формулы для определения выхода хи-
мических продуктов (3.18) - (3.23).
чиже ае3ультаты Расчетов по этой методике (см. таблицу 3.2) использованы
стика кРИ С°С“ИИ материального баланса коксования шихты (характери-
28 % и Р°и пРивеДена выше) при выходе летучих веществ на сухую массу
расчете ла’кности на рабочую массу 8 %. Материальный баланс составлен в
на 1 т влажной шихты.
1' Масса г.
сса сУхой шихты:
Приходная часть
r^d
100-wf.	100-8
-------— = 1000 --	- = 920 кг.
100	100
95
2)	Масса влаги:
G,= G,; •	= 1000  — = 80 кг.
1	100	100
Расходная часть
1)	Масса валового кокса:
GK = 0,01-gKG* = 0,01-76,0 -920 = 699,20 кг,
где g к - выход валового кокса в % на сухую массу шихты (табл. 3 2)
2) Масса сухого коксового газа:
G = 0,01-g , G^= 0,01 15,29 920 = 140,67 кг.
3)	Масса каменноугольной смолы безводной:
Gt.„ = 0,01  g 1.„ • G = 0,01  3,69  920 = 33,95 кг.
4)	Масса сырого бензола:
G,; = 0,01 g,5-6^=0,01 1,21-920 = 11,13кг.
5)	Масса аммиака:
G(tu =0,01  gMI -G^=0,01 0,34 920 = 3,13 кг.
6)	Масса сероводорода:
GH S =0,01 g„ j 0^=0,01-0,56 920 = 5,15 кг.
7)	Пирогенетическая вода:
6„н/) = 0,01 g/Jf//, -G{J,= O,012,9-920 = 26,68кг.
8)	Влага шихты:
G,., = 0,01  wru,  G ги = 0,01 8 1000 = 80 кг.
Результаты расчетов приведены в таблице 3.3.
96
Материальный баланс коксования 1 т влажной шихты
ТайПИИа	_							
г""' приходная часть			Расходная часть		
Компоненты	Масса, кг	%	11родукты коксования	Масса, кг	%
шихты 1 Уголь СУХОЙ 	 у Влага	920,0	92,0	1. Кокс валовый	699,20	69,92
	80,0	8,0	2. Газ сухой	140,67	14,067
			3. Смола безводная	33,95	3,395
			4. Бензол сырой	11,13	1,113
					5. Аммиак	3,13	0,313
			6. Серово- дород	5,15	0,515
			7. Вода пи-		
			рогенети-	26,68	2.668
			ческая		
			8. Влага шихты	80,00	8,00
Всего	1000,0	100.0	Всего	999,91	99,99
Аналогичным образом выполнен расчет материального баланса коксового
цеха, производительность которого равна 420000 — влажной шихты (см.
ч
3.4)	. Количество газо(паро)образных продуктов коксования пред-
ставлено как в единицах массы (—Y так и в единицах объема при нормаль-
(	3 А
ных условиях
Ьбьемгаз 4
газо(паро)образпых продуктов определяется из соотношения:
V°
1 ’
где G . м	Р‘
к а полученного продукта, —;
р9 _	ч
* ' Плотность
азо(паро)образного продукта при температуре 0°С и
Явлении 760 мм рт. ст.
и.и3
Материальный баланс коксования 420000 Кг
шихты
Таблица 3.4
Приходная часть		Расходная часть		
Исходные вещества	кг Масса, — ч	11родукты кок- сования	Масса, — ч	Объем, ЙП 	—'L
1. Шихта сухая	386400,0	1. Кокс валовый	293664,0	
2. Влага шихты	33600,0	2. Газ коксовый	59081,4	'35819,3
		3. Смола	14259,0	
		4. Сырой бензол	4674,6	1261,4
		5. Аммиак	1314,6	1732,2"
		6. Сероводород	2163,0	1425,0
		7. Вода пирогенети- ческая	11205,6	13944,7
		8. Влага шихты	33600,0	41813,3
Всего	420000,0	Всего	419962,2	197874,7
Плотность коксового газа, представляющего собой смесь различных ком-
понентов, определяется по принципу аддитивности:

о		.
где р] - плотность i-того компонента, у,
НАГ
- объемная доля i-того компонента в смеси.
Плотность индивидуальных газо(паро)образных компонентов onpeAq
ся из соотношения для идеальных газов:
22,4
кг
где А/, - молекулярная масса i-того компонента, ’
98
1 кмоля идеального газа при нормальных условиях
,4 . объем
2*-	нм
и 760 мм рт.ст.), ----.
(оv	кмоль
в принят следующий состав коксового газа (в объемных до-
ДЛЯ РЗС О 6(У CW4 - °-255;	“ 0,025; СО - 0.057; АГ, - 0,033; СО, -
При этом
6 + j6.0'255 + 28 0,025 + 28  0,057 + 28  0,033 + 44 • 0,024 + 32 • 0,006 =
—---------- 22,4
= 2^ = 0,435 -^.
22,4 НЛ13
Для определения плотности паров смолы и сырого бензола приняты сред-
ние значения молекулярной массы Мсл, = 170 и М- = 83 соответственно.
3.2 Расчет процесса горения коксового газа в вертикалах
Процесс горения коксового газа, как и других видов топлива, заключается
в соединении горючих компонентов с кислородом воздуха с образованием
высших оксидов углерода, водорода и других элементов. С термодинамиче-
ской точки зрения сущность этого процесса сводится к разрыву химических
связей в молекулах горючего компонента и кислорода (эндотермический
процесс) и формированию новых связей между продуктами расщепления с
образованием молекул продуктов сгорания (экзотермический процесс). Ко-
личество выделяющейся при экзотермических реакциях энергии значительно
превышает количество энергии, затрачиваемой на разрыв существовавших
химических связей, и поэтому температура горючей смеси резко повышается,
способствует ускорению всех химических реакций.
соответствии с кинетической теорией в реакцию с образованием новых
бо1ьш 1'0В ВСТУПаЮТ лии1ь молекулы, которые в момент соударения обладают
необ инДивидуальной энергией, превышающей минимальную энергию,
Чем выщМуЮ ДЛЯ РазРЬ1Ва старых химических связей (энергию активации).
ДающИх 1емпеРатУРа реакционной смеси, тем больше в ней молекул, обла-
nP°Uecca "е°^ХОДИМЬ1м уровнем энергии (активных молекул). Ускорение
Ных атомоцРеНИЯ достигается также при наличии в горючей смеси свобод-
Ч'ебует д01И Радикалов (например, Н и ОН), реакция между которыми не
СТа₽ь,е связи'110^ индивидУадь|,°й энергии, так как не требуется разрывать
^Пичие с/'- Сергия активации при этом снижается в 5 - 10 раз и более.
Дных атомов и радикалов в реакционной смеси способствует
99
возникновению цепных реакции, при которых количество
активных центров непрерывно растет.	Заро*^.
Одним из механизмов образования активных центров в пе
си является диссоциация молекул Н2О по схеме:	о,,ной СМе
Н2О^>Н+ОН .
[ 1оэтому влага, находящаяся в газовой смеси, играет важную роль
цессах горения, так как служит источником появления первых активнь/ ПР°^
трое. Установлено, что сухая смесь окиси углерода с кислородом п Цен"
ски не реагирует при температурах до 700 °C. Однако добавка неб^Т**]
количества водяных паров резко ускоряет процесс горения этой смеси 0Г°
Горение водорода происходит по цепной реакции с образованием по
жуточпых продуктов - атомарного водорода и гидроксила (активных цен
трое) по схеме:
2Н2+О2 Н2О + ОН + Н .
Горение углеводородов протекает медленнее, чем горение водорода и да-
же окиси углерода. Предположительный механизм горения метана включает
следующие стадии:
СН4 ->СН2+Н;
Н +О2 -+ОН+О;
СН3 + ОН СН2ОН ;
СН2ОН + О —> Н2О + СН2О.
Образующийся формальдегид является нестойким соединением, которое
при повышенной температуре распадается на окись углерода и водород,
вновь вступающие в реакции горения.
Благодаря цепному механизму реакций процесс горения протекает с
большой скоростью в небольшом объеме топочного пространства. Размеры
камеры сгорания принимают на основе практических данных о тепловом на
пряжении топочного пространства, как правило, со значительным запасом^
I (оэтому во многих случаях проблемы интенсификации процесса горения
возникает. Наоборот, при сжигании коксового газа в отопительных ка
коксовых печей ставится противоположная задача - замедлить пронес
ния и вытянуть факел с целью более равномерного распределения
туры по высоте вертикала.	1ИчнМ'
В коксовых печах различных конструкций эта задача решается р
ми методами:	„ г1инЫ-
- установкой внизу вертикалов рассекателей соответствующей
разделяющих входные потоки горючего газа и воздуха И, сл
но, замедляющих их перемешивание;
яиией продуктов горения в парных вертикалах, в результате
- Р^Хисходит разбавление горючей смеси инертными газами,
чеГ0 \тгя концентрация реагирующих компонентов и, следова-
У |0 скорость реакции окисления;
ТеЛ'енчатым подводом воздуха в вертикалы на различных уровнях.
- СТ^ ми задачами расчетов процесса горения являются определение
Основ" ’ ^обходимого для горения воздуха, количества и состава продук-
кол"че1- "4а также определение температуры горения газа. Эти расчеты ос-
тов горе техиомеТрических уравнениях реакций окисления горючих ком-
кованы на 
„онентов кислородом воздуха.
Минимальное количество воздуха (кислорода), необходимое для полного
всех компонентов горючего газа в соответствии с уравнениями
0К>мических реакций, называют теоретическим расходом воздуха (кислоро-
Х ) Однако в реальных условиях горение при теоретическом расходе воздуха
соответствии с законами равновесия и химической кинетики реакции окис-
ления протекают не полностью, и в продуктах горения остается определен-
ное количество горючих компонентов (СО, Н2 и др.) и кислорода, что не-
приемлемо как с экономической, так и с экологической точек зрения.
Такой режим горения связан со значительными потерями тепла из-за хи-
мического недожига и соответствующим увеличением расхода топлива на
проведение технологических процессов, а также с загрязнением атмосферы
оксидом углерода и другими токсичными веществами. Поэтому в промыш-
ленных установках сжигание топлив осуществляется при некотором избытке
воздуха. Отношение действительного расхода воздуха к теоретически необ-
ходимому называется коэффициентом избытка воздуха.
Сжигание коксового газа в отопительных каналах коксовых печей прово-
дится при коэффициенте избытка воздуха « = 1,20-1,40. Дальнейшее увели-
чение расхода воздуха нерационально из-за увеличения объема продуктов
горения и количества теряемого с ними тепла при соответствующем сниже-
нии доли полезно используемого.
Под температурой горения понимают температуру, до которой нагрева-
нент Пр0Дукты Г0Рения за счет тепла химических реакций окисления компо-
топлива кислородом. Ее значение определяется из теплового баланса
процесса горения.
I Р^°дная часть теплового баланса включает:
Ф зическое тепло (энтальпию) горючего газа и воздуха, поступающих в
3°ну горения;
~ тепл°ту сгорания газа.
° пая часть теплового баланса включает:
~ тепХЬПИЮ Пр°Дуктов Г0Ре"ия;
Г тепы ’ отводимое из зоны горения в результате протекания в ней эндо-
t - теплоЧеСКИХ Реак|*ий диссоциации газов;
’ затРачиваемое на нагрев материалов, которые перерабатываются
» Энологическом процессе;
101
- тепло, теряемое в окружающую среду.
Различают три определения температуры горения - калорим
теоретическую и действительную.	"""’“"««у».
Калориметрической называют температуру, до которой нагл
дукты горения при адиабатических условиях и отсутствии зил °Тся ПР°-
реакций в зоне горения. Из уравнения теплового баланса процессИЧеСКИх
калориметрическая температура равна:	1 °Рения
_е.,+&+<?„ у.
k V C
'иг '•'иг
где Q , Q,. - физическое тепло, вносимое газом и воздухом соответственно
кЦснс
зону реакции, —-—;
ч
qH - низшая теплота сгорания газа, ;
нм?
е:	ИМ3
V, - объем горючего газа, поступающего в зону горения,-;
ч
3
Т7 _	нм
Vn, - объем продуктов горения,--;
ч
Спг - средняя объемная теплоемкость продуктов горения в интервале
температур 0 — tk , ——----.
нлг  град
Калориметрическая температура горения коксового газа при коэффициен-
те избытка воздуха а- 1,3 и начальной температуре его 20 °C составляет
примерно 1650 °C, а при подогреве воздуха до 1000 °C - около 2400 С.
В промышленных установках для сжигания газа не все тепло реакции
окисления затрачивается на нагревание продуктов горения. Даже при отсут
ствии теплообмена между зоной горения и внешней средой (адиабатический
процесс горения) часть тепла затрачивается на диссоциацию диоксида угле
рода и водяного пара по реакциям:
1	МДж
СО2	СО + -Оо-285,3	;
2	кмоль
1	МДж
Н2О	Я2+-О2 -242,4	.
2	кмоль
При температурах до 1500 °C диссоциация Н2О и СО2 маЛ°^^ сТе-
практически не влияет на температуру горения, однако уже при вь13Ь1вает
пень диссоциации достигает 1 % для Н2О и 5 - 6 % для СО2, чт0
снижение температуры горения на 50 - 80 °C.
102
а горения, определяемая с учетом затрат тепла на эндотерми-
Температура ^ссоциацин ВОдяных паров и диоксида углерода, называется
ческие ре .
,neope'nll'<eL ая температура горения в технологических установках ниже
Дейс,пвип\ на 250 - 450 °C, так как некоторая часть тепла передается из
1«оретнчесК^Идпя нагревания перерабатываемых материалов, а также в окру-
зоны горения — де-ствительная температура горения коксового газа в вер-
жаюШУ10 ер ' печей изменяется в процессе коксования в зависимости от
тНкалах к0К теплОотвода в пределах от 1600 до 1900 °C. Отношение дей-
иНтенсив1 температуры горения к калориметрической называется пиро-
ствитель ^^^ коэффициентом. Его значения колеблются в зависимости от
,метри КОКсовых печей и режима коксования в интервале 0,6 - 0,8.
К°Ниже рассмотрен пример расчета процесса горения коксового газа в ото-
ительных каналах коксовых печей при следующих исходных данных:
Температура коксового газа на входе в корнюры, С..........
нм^
Влагосодержание коксового газа, —-—.......................
нм сг
Температура воздуха на входе в вертикалы, °C..............
3
нм
Влагосодержание воздуха, —т—..............................
нм' св
Коэффициент избытка воздуха а.............................
50
0,0414
1200
0,0169
1,3
Состав коксового газа приведен в таблице 3.5.
Таблица 3.5 - Состав коксового газа в % объемных
	сн4	стнп	СО	со2	*2	О2	Всего
60.0	25,5	2,5	5,7	2,4	3,3	0,6	100,0
15 ^Инимаем’ что углеводороды этиленового ряда включают 85 % этилена и
№eHa. Т°ГДа стехиометРические уравнения реакций горения име-
СтНп +3,23О2 =2,15СО2 +2,15Я2О ;
СО + 0,5 О2 = СО2 ;
Н2 +0,5О2 = Н2О 
СН4+2О2=СО2 + 2Н2О.
Тео
В°ГО rJL ИЧеСКИЙ Расх°Д сухого воздуха для сжигания 1 нм3 сухого коксо-
составляет:
ел, 0,0476 (0,5 СО + 0,5  Н2 + 2• С/Ц + 3,23• СтНп -О2) =
юз
= 0,0476 (0,5 5,7 + 0.5 60 + 2 25,5 + 3.23 2.5 - 0,6) = 4,347 Нл>3
нм3сг '
Теоретический расход влажного воздуха для сжигания 1 ни3
сового газа составляет:	сУ*ого кОк
‘«.7,™ =	-(l + >v")= 4,347 (1 + 0.0169) = 4,42	,
и. и3 с г
3
в	НМ
где и’„ - влагосодержание воздуха, -----
нм' св
Действительный расход сухого воздуха:
3
vB() = а  v,„„ = 1,3 • 4,347 = 5,651	.
нлг с г
Объем продуктов горения 1 нм3 сухого газа, нм3:
VCO2 = 0,01 (СО, + СО + С//4 + 2,15 Ст Нп) = 0,390 ;
vNi = 0,01 -N2 + 0,79 • vlllt = 0,01  3,3 + 0,79  5,651 = 4,497 ;
\’о2 = 0,21-vB„, (а-1) = 0,21-4,347 (1,3-1) = 0,274 ;
VH2O = 0,01 (2-СТ/4 + 2,15-С„,/7„ +H2) + i+;,’ + tv" -vm) =
= 0,01  (2 • 25,5 + 2,15 • 2,5 + 60) + 0,0414 + 0,0169 • 5,651 = 1,300 ;
3
где - влагосодержание коксового газа,---------- .
нм~ сг
Общий объем продуктов горения, образующихся при сгорании 1 нм су-
хого коксового газа, нм3:
v„. = 0,390 + 4,497 + 0,274 + 1,300 = 6,461 .
Плотность продуктов горения:
о	7,8233 кг
Рт	г ~	3 
V,,..	6.461
Результаты расчетов представлены в таблице 3.6.
104
j 5 - Материальный баланс процесса горения коксового газа в
•раблииа отопительных каналах коксовых печей
Приходная часть			Расходная часть		
" исходные вещества	Масса, кг	Объем, нм3	Продукты горения	Масса, кг	Объем, нм3
1.	Газ сухой 2.	Влага газа 3.	Воздух сухой 4.	Влага воздуха	0,4375 0,0333 7,2757 0,0767	1,0 0,0414 5,651 0,0955	1.	Диоксид углерода 2.	Азот 3.	Кислород 4.	Водяные пары	0,7661 5,6212 0,3914 1,0446	0,390 4,497 0,274 1,300
Всего	7,8232	6,7879	Всего	7,8233	6,461
Калориметрическая температура горения определяется из уравнения те-
плового баланса процесса горения, которое для 1 н.м3 сухого газа может быть
представлено в виде:
(Сс. + wn  С„)  t. + г, (Сг6. + wn  СЦ) • Гв + qH vlh,  С lh, • tK ,
где Сс , Сс„, С„, С„ . - объемная теплоемкость соответственно сухого газа,
сухого воздуха, водяных паров и продуктов горения
при соответствующих температурах, — Ж— ;
нм3  град
- низшая теплота сгорания коксового газа, ;
нм3 сг
tK - калориметрическая температура горения, °C.
еплоемкость коксового газа при температуре 50 С:
f С‘-.=2>,С; = 0,60  1,28 + 0,255  1,592 + 0,025 1,942 + 0,057 • 1,297 +
+ 0,033 • 1,297 + 0,024 1,649 + 0,006  1,308 = 1,393	,
где . .	нм3 град
 I объемная доля i-ro компонента в смеси;
I г объемная теплоемкость i-ro компонента, —КДЖ—
Низшая	нм3 град
теплота сгорания коксового газа определяется по формуле [3]:
qH = (30,16  CO + 85,58 CH4 + 25,76 • H2 + 160 • CmHn). 449 =
= (30,16 5,7 + 85,58  25,5 + 25,76-60 + 160 2,5)  4,19 = 18016,2 53*
нм3
Теплоемкость продуктов горения также определяется
тивности:
С,,. =Хл-с,-.
П° пРИниипу адци
где у{ - объемная доля i-ro компонента в смеси;
С,- - теплоемкость i-ro компонента при соответствующей
кДж
нм? град	______
Так как теплоемкость продуктов горения является функцией калоримет-
рической температуры, которая является искомой величиной, то приведенное
уравнение решается методом последовательных приближений.
Справочные данные о теплоемкости газов ограничиваются температурой
1000 - 1500°С, тогда как ожидаемое значение калориметрической температу-
ры равно 2300 - 2400°С. Значение теплоемкости продуктов горения при этой
температуре можно определить методом экстраполяции с помощью графика,
построенного по данным таблицы 3.7.
Таблица 3.7 - Расчетные значения теплоемкости продуктов горения кок-
сового газа при а = 1,3
Температура, °C	0	500	1000	1500
Теплоемкость, кДж нм? град	1,356	1,427	1,508	1,590
На рис. 3.1 представлена графическая зависимость теплоемкости продук-
тов горения от температуры с экстраполяцией на интервал 1500 - 25ОО"С. По
этому графику при ожидаемом значении калориметрической температуры
2400 С теплоемкость продуктов горения С„ = 1,80  К^Ж— .
нл?  град
вертикалы (после подогрева в
этой
Принимаем температуру воздуха на входе в
регенераторах) равной fe=1200°C. Теплоемкость воздуха при
температуре Сс.„ -1,432 —,
нм'  град
пара
а теплоемкость водяног
С„= 1,775
нм3  град
106
Рис. 3.1 - Зависимость средней теплоемкости продуктов горения от
температуры
После подстановки всех данных в уравнение теплового баланса получим:
(1,393 + 0,0414 • 1,496) • 50 + 5,651  (1,432 + 0,0169  1,775) • 1200 + 18016,2 =
= 6,461 1,80 tK .
Откуда:	t = —— = 2408" С .
к 11,63
Так как расчетное значение калориметрической температуры практически
совпадает с принятым выше значением, то рассматриваемую задачу можно
считать решенной.
го ^°ретическая температура горешыопределяется из уравнения теплово-
анса процесса горения с учетом диссоциации части водяных паров и
с УГЛер°Да’ сопРовожДающейся поглощением тепла. В условиях рас-
пиваемого примера степень диссоциации водяных паров Г)ц1() =0,07,
Вспень диссоциации диоксида углерода Т]с() =0,3 [26].
Тог
количество продуктов горения при сжигании 1 нл«3 сухого коксово-
0 Газз, нлг:
vco2 = vco2 • (1 - Чсо2) = 0,390  (1 - 0,3) = 0,273;
= vn2 = 4,497;
v°i ~ vo2 + 0,5  r)COi  vco* + 0,5 • Т]ио  vHO =
107
= 0,274 + 0,5 0,3 0,390 + 0.5 0,07 1,300 = 0,378-
vn,о = vh2o ' (• ~Чн2о > = ЬЗОО - (1-0,07) = 1,209 
VH2 ~ 1н2о ' vh2o = 0-07 *’300 = 0,091;
vco = 1co2 ' vco2 ~ 0’3  0,390 = 0,117.
Общий объем продуктов горения с учетом диссоциации СО
2 и Н2о-
v'm ~ VCO2 + vN2 + VO2 + VH2O + VH2 + VCO =
= 0,273 + 4,497 + 0,378 +1,209 + 0,091 + 0,117 = 6,565	,
нлр сг
Уравнение теплового баланса процесса горения с учетом эндотермическ
го эффекта реакций диссоциации принимает вид:

УСО ' QCO + VH2 ’ ЯН2 )- v'ne ' Ст  t„„
где q ,, qlt - физическое тепло, вносимое коксовым газом и воздухом в зону
кДж
горения, —-—;
наг сг
285300 —к^ж— _ эндотермический эффект диссоциации СО2\
кмоль СО
q^ =242400 —— - эндотермический эффект диссоциации Н2О.
2	кмоль Н2
Изменение состава продуктов горения мало сказывается на их теплоемко-
сти, поэтому принимаем теплоемкость продуктов горения при ожидаемом
температуре горения =2200 С по рис. 3.1 С„ =1,75 —— •
нм3  град
После подстановки всех данных в уравнение теплового баланса получим.
72,72 + 9914,1 +18016,2--—  (0,117  285300 + 0,091  242400) = 6,565 • 1,75 • tm-
22,4
Откуда:
28003-2474,9	„
7 ,,, —	— LLLL V— •
6,565  1,75
'I {С*
Таким образом, теоретическая температура горения ниже калории гт|
ской на:
2408-2222 =186 С.
108
еления действительной температуры горения коксового газа в
ддЯ опрс'|еодходимо знать количество тепла, отводимого из зоны горения
в£ртШ<л,‘1^ загру3ке. Эта задача представляется весьма трудной из-за слож-
К Уг0ЛЬ,1°1*низма переноса тепла в рассматриваемой системе, включающего
н0СТИ Л последовательных стадий, а именно:
нескольк^ тепла излучением и конвекцией от горячих газов к стенкам вер-
тикалов;
нос тепла теплопроводностью через стенки вертикалов;
' п р нос тепла от стенок камер коксования к угольной загрузке теплопро-
водностью, излучением и конвекцией.
| Разность температур греющих газов и угольной загрузки (движущая сила
плонесса переноса тепла) распределяется между этими стадиями пропорцио-
нально их термическим сопротивлениям.
Задача дополнительно усложняется из-за нестационариости процесса пе-
реноса тепла в течение периода коксования. В общем случае ее решение
можно получить методом последовательных приближений при наличии экс-
периментальных данных о распределении температур в системе в различные
моменты времени.
Приближенное решение может быть найдено на основе практических дан-
ных об изменении температуры на поверхности стенок камер коксования со
стороны вертикалов и со стороны угольной загрузки. По данным измерений
температура стенок вертикалов со стороны греющих газов изменяется в те-
чение периода коксования от 1200 до 1300 °C, а со стороны угольной загруз-
ки от 700 - 800 до 1000 - 1100 °C. Зная толщину стенок камер коксования и
их поверхность, можно определить поток тепла через стенки в различные
моменты времени. Из-за нестационариости процесса поток тепла от греющих
газов к стенкам вертикалов больше потока тепла через стенки на величину
изменения энтальпии стенок, однако для приближенной оценки действитель-
ной температуры горения этим различием тепловых потоков можно пренеб-
речь.
Ниже приведен приближенный расчет действительной температуры горе-
ния коксового газа в вертикалах в условиях рассматриваемого примера при
следующих дополнительных данных:
 Размеры камеры коксования, м :
полезная длина.................................................14,2
полезная высота...............................4,7
р	средняя толщина стенок........................0,11
_	Щовая загрузка влажной шихты,	т...........................23
__	еРиод коксования, ч......................................16,5
Р дняя за период коксования температура стенок камеры, °C:
со стороны греющих газов..................................1250
~ Удел - С° СТ0Р0,1Ы Угольной загрузки........................950
ьньщ расход сухого коксового газа на процесс
109
3
нм
коксования,---------
т шихты
		
Уравнение теплового баланса процесса горения 1 нм3 сухого
газа с учетом затрат тепла на диссоциацию газов и отвода тепла К°Ксов°го
камеры коксования имеет вид:	ЧеРез стенКи
<7,. + Чв + Ч„ - — ' (''СО  ЧСО + VH2 Чн2)~ Чотв = v’K, • С„г  tll ,
где vpO,
количество СО и Н2, образующихся
в результате диссоциа-
ции СО2 и Н2О при действительной температуре, -нм
нм3 сг
qome- количество тепла, отводимого из зоны горения через стенки каме-
кДж
ры коксования, —-— .
нмсг
Принимаем действительную температуру горения на 500 - 700 °C ниже
теоретической, то есть равной 1600 °C. При этой температуре степень диссо-
циации СО2 составляет Т)со2 = 0,1, а степень диссоциации Н2О -
ЧН2о=0,02 [26].
Количество продуктов горения при сжигании 1 нм3 сухого коксового газа,
нл*з.
^сог =	• (1 - Чсо2) = 0,390 • (1 - 0,1) = 0,351;
vn2 = vn2 =4,497;
v<>2 =''А + 0,5'	’ vco2 + 0,5  т/н2о  vh2o =
= 0,274 + 0,5  0,1  0,390 + 0,5 • 0,02 • 1,300 = 0,306;
vh2o = vH2o ' 0 -77ц2о) = 1,300- (1 - 0,02) = 1,274;
vh2 ~ Чн2о ' vh2o ~ 0,02  1,300 = 0,026;
vco =	' vco2 = 0,1  0,390 = 0,039.
Общий объем продуктов горения при действительной температуре:
з
нм
V... = 0,351 + 4,497 + 0,306 +1,274 + 0,026 + 0,039 = 6,493 —j-
нм сг
Количество тепла, отводимого из зоны горения через стенки камеры
сования, отнесенное к 1 «.и3 сухого коксового газа, равно:
НО
_A F(t}-t2)rk
Чопш о	..	’
о	М  vc.,
Вт
коэффициент теплопроводности огнеупорного кирпича, ------ ;
Где л ' к 44	м • град
х . толщина стенки камеры коксования, м;
г - поверхность стен камеры коксования, м ;
t ti - температура поверхности стенки камеры соответственно со сто-
роны греющих газов и со стороны угольной загрузки соответст-
венно, С;
г - период коксования, с;
V , - удельный расход сухого коксового газа на процесс коксования,
3
нм
т шихты
М - разовая загрузка влажной шихты, т .
Поверхность боковых стен камеры коксования, через которые подводится
тепло в камеру:
F = 2HU	=2-4,214,2 = 119,28 .и2,
где Нв = 4,2 м - высота стенки со стороны вертикала;
Ln - полезная длина камеры коксования, м .
Тогда:
1,7 119,28 (1250-950) 16,5-3600
"owe е	~ 7----------------------------------
о М-vc<,	0,11	23 140
= 10201,8
нлг с г
одставляя найденные значения v”co, v’H^ и qllim, в уравнение теплового
баланса, получим:
72,72 + 9914,1 +18016,2 - ~~  (0,039  285300 + 0,026  242400) -10201,8 =
= 6,493 1,65 ^.
Отсюда:
I	Г(= 28003-778,1-10201,8 = 1589
6,493 1,65
111
3.3 Тепловой баланс коксования
Тепловой баланс коксовых печей составляется для определения
тепла и отопительного газа на процесс коксования при проектирован^013
вых коксовых батарей или для определения теплотехнического К1]Д ."°'
вующих коксовых батарей и возможных путей его повышения. В ,ДеИст' I
случае материальный баланс коксования рассчитывается по рассмотпе °М I
выше методике, а необходимые для составления теплового баланса показа^
ли температурного режима принимаются на основе опыта эксплуатации **
добных конструкций коксовых печей. Во втором случае для расчетов исполь
зуются фактические данные о выходе продуктов коксования, расходе отопи
тельного газа и о температурном режиме работы коксовых печей.
Составление теплового баланса основано на законе сохранения энергии
согласно которому общее количество тепла, поступающее в систему, равно I
общему количеству тепла, отводимому из системы.
Рассматриваемая система состоит из коксовых камер, обогревательных
простенков и регенераторов. При этом приходная часть теплового баланса
включает:
-	физическое тепло (энтальпию) угольной шихты, загружаемой в камеры
коксования;
-	физическое тепло отопительного газа;
-	физическое тепло воздуха;
-	тепло, выделяющееся при сгорании коксового газа в вертикалах.
Расходная часть теплового баланса включает:
-	физическое тепло кокса, выгружаемого из камер коксования;
физическое тепло химических продуктов, отводимых в газосборник,
-	физическое тепло продуктов горения на выходе из регенераторов;
-	тепло, теряемое в окружающую среду через наружные поверхности пе-
чей.
Тепловой эффект процесса коксования при переработке типовой угольной
шихты незначителен и при составлении теплового баланса обычно не учиты-
вается.
Рассмотрим пример составления теплового баланса коксования 1 т влаж-
ной шихты при следующих исходных данных:
-	температура коксового газа на входе в корнюры, °C........
-	температура воздуха в тоннеле, °C........................
-	коэффициент избытка воздуха..............................
-	температура угля, загружаемого в камеры коксования, °C ..
-	влажность угля, % .......................................
-	температура кокса, выгружаемого из камер коксования, °C .
-	средняя температура химических продуктов на выходе из камер
коксования, °C .............................................^0
«г-	360
- температура продуктов горения после регенераторов, С .....J
50
25
1,3
20
8.0
1030
112
Ibie данные принимаем из примеров расчетов материального ба-
Иг8ЛЬ ования и процесса горения коксового газа в вертикалах, рассмот-
ри^ кокс
^нныквьнпе.
Приходная часть
о физическое тепло угольной шихты:
Яш ~ G,,, ' III hu
rr количество влажной шихты, кг,
где ui«	,,
кДж
с - теплоемкость влажной шихты, -	-,
кг • град
t = 20 С - температура влажной шихты, загружаемой в камеру коксо-
вания.
Тепловой баланс может составляться для всего количества шихты, пере-
рабатываемой цехом (батареей) за единицу времени (год, час) или для еди-
ницы массы (например, 1 т) шихты. Для рассматриваемого примера прини-
маем Griu = 1 000 кг.
Теплоемкость влажной шихты определяется по принципу аддитивности
как для смеси сухого угля и влаги:
100 - w,
сш=с...--------
’	100
wm
100
Теплоемкость сухого угля определяется как для смеси горючей массы и
золы по аналогичной формуле:
100-4 , с 4
Л,/’‘	100	1 100 '
Теплоемкости горючей массы коксующихся углей и золы могут быть при-
няты равными соответственно 1,08 и 0,71 —----- .
кг  град
Тогда:
= 1,08 •100 7’5- + 0,71 • — = 1,05
100	100
кДж
кг  град
с, „ =1,05
100-8
100
Q
+ 4,19- — = 1,30
100
кДж
кг  град
113
q,u =1000 1,30  20 = 26000 кДж.
2) Физическое тепло топливного газа:
?.- = vc. -(Q +w’« С„) Г, ,
где г., - подлежащий определению расход сухого коксового газа на кок I
ванне 1000 кг влажной шихты, н,м3;
С. - теплоемкость сухого коксового газа , —КДЖ—.
н.м3  град
Сп = 1,496 —--------теплоемкость водяных паров при 50°С;
наг  град
г	нм^
wn - влагосодержание коксового газа, —-— ;
нм сг
t. =50 С - температура коксового газа на входе в корнюры.
Теплоемкость сухого коксового газа при температуре 50°С:
сс.-=Ху^ =
=o,oi (н2  сНг + с//4 cCHt + с2н4  сСгН* + СО Ссо + N2 +
+ СО2  ССо2 + О2 COi) =
= 0,01 (60 1,28 + 25,5 • 1,6 + 2,5 • 1,94 + 5,7 1,30 + 3,3 • 1,30 +
+ 2,4 • 1,65 + 0,6 • 1,31) = 1,39 К^Ж ,
нм3  град
где у( - объемная доля i-того компонента коксового газа;
С,- - теплоемкость i-того компонента коксового газа при 50 °C;
Н2,СН4,С2Н4, СО, N2,CO2,O2 - содержание соответствующих компо-
нентов в коксовом газе в объемных
%.
3
Влагосодержание коксового газа и;,' =0,0414 —-— (см. п. 2.2).
наг сг
Тогда:
q =vt... • (1,39 + 0,0414 1,496) • 50 = 72,6 • vt.. кДж .
3) Физическое тепло воздуха, поступающего из тоннелей в газовозду1иНЬ1
клапаны:
114
йствительный расход сухого воздуха на горение коксового газа,
где *'«<> ле 3
нм'
и. и3 сг
r _ । 294	---теплоемкость сухого воздуха при 25°С;
С‘" ” ’ нм3  град
нм3
“ - влагосодержание воздуха, - —-
"	нм св
Г = 1 492 —--------теплоемкость водяных паров при 25 °C;
"	’ нм3 град
t =25° С - температура воздуха в тоннеле.
Из расчета процесса горения коксового газа в вертикалах (см. п. 3.2):
VW>=5,651	*>“, = 0,0169-^-.
нлг сг	нм св
Тогда:
qH=vc. -5.651 (1,294 + 0,0169-1,492)-25 = 186.4-vt,. кДж .
Следует обратить внимание на то, что при определении физического тепла
коксового газа и воздуха не учитывалась скрытая теплота образования водя-
ных паров. Соответственно, эта теплота не должна учитываться также при
определении физического тепла продуктов горения на выходе из регенерато-
ров.
4) Тепло, выделяющееся при горении коксового газа в вертикалах,
(химическое тепло):
<7V =vc.- Ч„ =18016,2- г . кДж,
Где 9» -18016,2	— низшая теплота сгорания коксового газа (п. 3.2).
нм3 сг
) Тепловой эффект процесса коксования.
с°вани,аСТ0Яи1еГ0 вРемеии величина и знак теплового эффекта процесса кок-
изучены недостаточно, поэтому при составлении теплового баланса
°" обычно не учитывается.
Расходная часть
изическое тепло кокса, выгружаемого из коксовых печей:
qK =GK Ск tK,
115
к - выход валового кокса,-----------;
1 000 кг вл. шихты
- средняя теплоемкость кокса в интервале температур
кДж	к С’
кг  град
tK =1030 С - принятая температура кокса, выгружаемого из коксов
печей.
Из материального баланса коксования 1 т влажной шиу
(табл. 3.3) GK = 699,2 кг .
Зольность кокса:
Ad _Ad Ю0	100
А.. — А...------— /,Э-------— V,о / % ,
8.	76
где gK - выход кокса из сухой шихты, % (табл. 3.2).
Средние значения теплоемкости кокса в зависимости от зольности и тем-
пературы приведены в таблице 3.8.
11ри температуре 1030 °C теплоемкость кокса Ск = 1,49 —~Ж .
кг  град
Тогда:
qK = 699,2  1,49 1030 = 1073062,2 кДж .
2)	Физическое тепло сухого коксового газа на выходе из печи:
I
Л’
где G' = 140,67 кг - выход сухого коксового газа из 1 т влажной шихты
(табл. 3.3);
/?° = 0,437 —- - плотность сухого коксового газа при ОСИ
НАГ
760 мм рт.ст.;
С'. - средняя теплоемкость коксового газа в интервале температур
0-<. °C,	.
наг  град
t'. =700 С - температура химических продуктов на выходе из камерь*
коксования.
Средняя теплоемкость коксового газа в интервале температур 0-700 •
116
Q о _ Соедняя теплоемкость кокса
Таблица 3.»
Интервал температур. "С 'ТГюо	Средняя теплоемкость кокса, КДЖ— кг  град			
	AdK = 7,0 % 0,803	Ad =9.0 % 0,803	Ad = 11.0 % 0.803	Ad =13,0 % 0,803
^оЗоо	1,055	1,051	1,046	1,042
^Тоо	1,239	1,235	1,227	1,222
^0^700	1,356	1,352	1,348	1,340
~V-900	1,457	1,448	1,440	1,431
о -1000	1,494	1,486	1,473	1,465
0-1100	1,528	1,519	1,511	1,503
С'=£у£,=
=o,oi (H2 сИ2 +сн4 cCHi +с2н4 cCHi +CO Cco +
+ n2-cNi +co2 cCO2 +o2 Co2) =
= 0,01 (60 1,312 + 25,5 • 2,432 + 2,5 • 3,238 + 5,7  1,377 +
+ 3,3  1,368 + 2,4  2,108 + 0.6 • 1,44) = 1.670 - кДж ,
ни  град
где Ci - средняя теплоемкость i-того компонента коксового газа в интервале
температур 0 - 700 °C .
Тогда:
, 140,67
<7, =---— -1670- 700 = 376300,3 кДж.
0,437
3)	Физическое тепло паров смолы:
9си —	' Ob + С ем ' ) ’
где (7	—	Q<-
си кг - выход смолы из 1 т влажной шихты (табл. 3.3);
г0 - 424 7 КДЖ
'' ~~----скрытая теплота испарения смолы при 0 С;
с» средняя теплоемкость паров смолы в интервале температур
0-/' Q КДЖ
кг  град
117
Средняя теплоемкость паров смолы может
ской формуле:
быть определена
По ЭМпирИЧе.
Сс„ = 1,278 +1,642 • 1(Г3 • /' = 1,278 + 1,642  10“3  700 = 2,43
кг • град
Тогда:
= 33,95  (424,7 + 2,43  700) = 72167,5 кДж .
4)	Физическое тепло паров бензольных углеводородов:
Чг> =G- (r0+C„ (.),
где G- =11,13 кг - выход бензольных углеводородов из 1 т влажной шихты
(табл. 3.3);
го =431 —— - скрытая теплота испарения бензольных углеводородов
при 0°С;
С,- - средняя теплоемкость паров бензольных углеводородов в интервале
„	, о„ кДж
температур 0-г, С, ——--------
кг  град
Средняя теплоемкость паров бензольных углеводородов (по эмпириче-
ской формуле):
С,5 = — • (86,73 + 0,109 /.) = —  (86,73 + 0,109  700) = 1,96 кДж
ЛТ,;	83	кг  град
где Л/- - средняя молекулярная масса бензольных углеводородов.
Тогда:
q,-, = 11,13(4314- 1,96 • 700) = 20067,4 кДж .
5)	Физическое тепло, уносимое аммиаком:
4a=GL, Ca t'. ,
где G(( = 3,13 кг - выход аммиака из 1 т влажной шихты (табл. 3.3);
С1( = 2,68 К^‘----теплоемкость паров аммиака при 700°С.
кг  град
Тогда:
qu = 3,13 • 2,68  700 = 5871,9 кДж .
118
6)	Тепло, уносимое сероводородом:
22,4 с с
л-, ,=5.15 кг - выход сероводорода из 1 т влажной шихты
где vn2s
(табл. 3.3);
у н s =34 - молекулярная масса сероводорода;
кДж
Сн25='-76-^--
2 ил/ • град
- объемная теплоемкость сероводорода при
700°С.
Тогда:
22,4
qns=---------5,15 1,76 700 = 4180,1 кДж .
7)	Тепло, уносимое парами воды:
Чп №пир + Gal) • (tq + Сп • Г,),
где GBU/, = 26,68 кг - выход пирогенетической воды из 1 т влажной шихты
(табл. 3.3);
GKJ =80 кг - влага шихты (табл. 3.3);
г0 = 2493 С - скрытая теплота испарения воды при 0°С;
С’ - т ли КЛЖ
~ Аоч--------- - средняя теплоемкость паров воды в интервале тем-
кг • град
ператур 0-700°С.
Тогда:
q„ = (26.68 + 80) (2493 + 2,04 -700) = 418292,3 кДж .
) Тепло, уносимое продуктами горения коксового газа из регенераторов:
Яп - = К,-  V,,..  С„.  t„, ,
С. Искомый расход сухого коксового газа на коксование 1 т влажной
шихты, и.м3;
объем продуктов горения, образующихся при сгорании 1 .и3 коксо-
вого газа, •
з ’
им сг
119
i лтк кДж
i,4Ud—--------- средняя теплоемкость продуктов горения в ио
нм • град	и
ле температур 0 - 360 °C (рис. 3.1);
= 360 °C
- температура продуктов горения после регенератора
процесса горения коксового газа в вертикагтД
Из расчета
, н.м3
-,.,=6,461 —
н.и сг
Тогда:
(табл. 3.6).
= у, • 6,461  1,405 360 = 3268  у., кДж .
Следует подчеркнуть, что при определении физического тепла продуктов
горения не учитывалась скрытая теплота образования водяных паров, так как
в приходной части учитывалась низшая теплота сгорания коксового газа ко-
торая меньше высшей теплоты сгорания на величину теплоты конденсации
водяных паров, образующихся при горении.
9) Потери тепла в окружающую среду.
Величина тепловых потерь через наружные поверхности в атмосферу за-
висит от конструкции коксовых печей, температурного режима коксования, а
также от вида отопительного газа и атмосферных условий. В современных
коксовых печах величина тепловых потерь составляет 8 - 10 % от расхода
тепла на коксование. Принимаем величину тепловых потерь равной 10 %.
Тогда:
Чтиц =0’1 vc.' ' Ч„ = 0,1 ' v<,.' 18016,2 = 1801,62  v(., кДж.
В соответствии с законом сохранения энергии общий приход тепла в рас-
сматриваемую систему равен общему расходу тепла:
Чш + 4 +Ч,:+ Чх = Чк + Ч. + Чел, + Ч„ + Ча + 4h2S + Ч„ + Чпг + Чпот ’
26000 + 72,6  vc., + 186,4  vc+ 18016,2  vc., = 1073062,2 + 376300,3 + 72167,5 +
+ 20067,4 + 5871,9 + 4180,1 + 418292,3 + 3268 • v + 1801,62 • vc, 
Из уравнения теплового баланса расход сухого коксового газа на коксова
ние 1 т влажной шихты равен:
1943941,7
13205,58
= 147,206 н.и3
120
i о Тепловой баланс коксования 1 т шихты с влажностью 8 %
таблица З У
Приходная часть			Расходная часть		
Название статей	q, кДж	%	Название статей	q, кДж	%
[Энтальпия влажной	26000,0	0,96	1. Энтальпия кокса	1073062,2	39,51
2. Энтальпия топливного	10687,2	0,39	2. Энтальпия коксового газа	376300,3	13,85
3. Энтальпия воздуха	27439,2	1,01	3. Энтальпия паров смолы	72167,5	2,66
4. Тепло горения топливного газа	2652092,7	97,64	4. Энтальпия бензольных углеводородов	20067,4	0,74
			5. Энтальпия аммиака	5	.9	0,22
			6. Энтальпия сероводорода	4180,1	0,15
			7. Энтальпия водяных паров	418292,3	15,40
			8. Энтальпия продуктов горения	481069,2	17,71
			9. Потери тепла в окружающую среду	265209,3	9,76
Всего	2716219,1	100,0	Всего	2716220,2	100,0
Результаты расчетов теплового баланса коксования приведены в
таблице 3.9.
Общий расход сухого коксового газа на коксование 420 — влажной ших-
ты:	4
з
К. = 420 v,,.= 420 147,206 = 61826,52 —
ч
Рас
°Д сухого воздуха на горение коксового газа в вертикалах:
121
К« = К.'  v«o = 61826,52  5,651 = 349381,66
нм3
ч
Объем продуктов горения коксового газа:
V„. =VC.-г,,. =61826,52 6,461 = 399461,14 — .
ч
Как видно из данных, приведенных в таблице 3.9, физическое тепл
угольной шихты, топливного газа и воздуха в сумме не превышает 2 4 <7
приходной части баланса, поэтому может не учитываться без существенного
ущерба для точности расчетов. Это относится также к физическому теплу
бензольных углеводородов, аммиака и сероводорода, которое в сумме со-
ставляет 1,1 % от расходной части баланса. Эффективность использования
тепла в коксовых печах может быть оценена значениями теплотехнического
и термического коэффициентов полезного действия.
Теплотехнический КПД представляет собой отношение количества тепла
переданного коксуемой загрузке, к общему количеству тепла, подведенному
к коксовой печи:
п — QllOdH ~ Qus ~ Quon, 1 ПЛ ОТ
Ппк-пл--------~-----------100
где Qlt, - количество тепла, уносимого продуктами горения из отопительной
системы в атмосферу;
Qlltim - потери тепла излучением и конвекцией с наружных поверхностей
печей в окружающую среду.
Величина теплотехнического КПД зависит от конструкции коксовых пе-
чей и теплового режима работы.
Для рассмотренного выше примера расчета теплового баланса процесса
коксования (см. таблицу 3.9) теплотехнический КПД:
2716219,1 - 481069,2 - 265209,3 , _ с „
Л теш =---------’----------!----------- 100 = 72,5 % .
2716219,1
Для различных конструкций коксовых печей величина теплотехнического
КПД колеблется в интервале 72 - 76 %.
Термический КПД представляет собой отношение количества тепла, перс
данного коксовой загрузке и потерянного излучением и конвекцией в окрУ
жающую среду, к общему количеству тепла, подведенному к коксовой печи-
„	_ Qikm)u Qrn
'I терм ~
Щ»)в
100 %
122
осмотренного выше примера термический КПД:
Для pa
Л терм
2716219.1-481069.2
2716219,1
100 = 82,3 % .
Величина термического КПД зависит от теплоты сгорания отопительного
газа коэффициента избытка воздуха и эффективности работы регенераторов.
qeM больше теплота сгорания газа и чем меньше коэффициент избытка воз-
духа, тем больше величина термического КПД. Для современных коксовых
печей его величина составляет 70 - 85 %.
Разница между значениями термического и теплотехнического коэффици-
ентов полезного действия определяется температурой наружных поверхно-
стей коксовых печей и зависит, таким образом, от теплоизоляционных
свойств перекрытия печей, боковых стен печей и регенераторов, конструкции
дверных рам и дверей.
ГЛАВА 4. РЕГЕНЕРАЦИЯ ТЕПЛА ПРОДУКТОВ ГОРЕНИЯ
Регенераторы являются важным конструктивным элементом коксов
чей. Они предназначены для повышения теплотехнического КПП п * Пе'
м печей пу
тем нагревания до 1000 - 1 100 С поступающих в вертикалы воздуха i
ного отопительного газа за счет тепла продуктов горения, выходящих из^'
тикалов.
Регенераторы представляют собой узкие камеры, расположенные
обогревательными простенками и камерами коксования и заполненные
садкой - фасонными кирпичами с отверстиями для прохода газов и воздуха
Через насадку попеременно проходят либо горячие продукты горения I
обогревательных простенков, либо воздух и бедный отопительный газ В те
чение всего периода подвода или отвода тепла температура насадки, как и
температура воздуха или газов, непрерывно изменяется по высоте регенера
тора и во времени. Точный расчет этого процесса является весьма сложной
задачей, и поэтому на практике предпочитают применять упрощенные мето-
ды, дающие достаточно точное приближение [27].
4.1 Теоретические основы процесса теплообмена в регенераторах
Теплообмен в регенераторе характеризуется одним важным свойством -
распределение температур в насадке периодически повторяется, так что тем-
пература в каждой данной точке регенератора колеблется периодически в
одних и тех же пределах. Для повышения интенсивности теплообмена эти
пределы стремятся, насколько возможно, сузить. Чем больше тепловая ем-
кость насадки и короче цикл, тем амплитуда колебаний температур будет
меньше.
Отмеченная периодичность распределения температур в насадке и не-
большая амплитуда их колебаний позволяют заменить трудоемкий расчет
нестационарного процесса теплообмена в регенераторе приближенным, опе-
рирующим средними во времени значениями температур насадки и теплоно-
сителей.
Нуссельт, Хаузен, Руммель и другие исследователи провели детальный
математический анализ процесса теплообмена в регенераторе и на его основе
предложили несколько практических методов расчета, простейшие из кото-
рых рассмотрены ниже.
Хаузен предложил модель идеального регенератора, в котором насадка
имеет бесконечно большой коэффициент теплопроводности (Я = °°) в попе
речном к направлению движения газового потока сечении и бесконечно ма
лый коэффициент теплопроводности (Я = 0) в продольном направлении-
таком регенераторе в каждый момент времени температура насадки в да
поперечном сечении будет одинаковой. Изменение температуры насадки
течением времени описывается дифференциальным уравнением:
124
где '
С
а
dtlt
д г
о.
(4.1)
. температура газа в сечении z в момент времени г от начала
процесса. С;
-	температура насадки в сечении z в момент времени г от начала
процесса, С;
. .	кВт
-	коэффициент теплоотдачи,—------;
лг  град
л(2
f - удельная поверхность насадки регенератора,-------------
1	м высоты рег.
с - теплоемкость насадки на 1 .и высоты регенератора, —-^Ж—
.и • град
Т - время протекания процесса, с .
Изменение температуры газа по высоте регенератора в данный момент
времени описывается уравнением:
dt,
dz
= ------(tu-t.d-
V с.
Т
(4.2)
где z - расстояние данного сечения от начала регенератора (от точки входа
газового потока в насадку), .и ;
3
V - объемный расход газа, -— ;
с
кДж
Л<3  град
Хаузен установил, что при определенных условиях работы регенератора, а
именно: регенератор имеет достаточно большую высоту Н, оба теплоноси-
теля имеют одинаковую или близкую массу и теплоемкость, коэффициенты
теплоотдачи для обоих теплоносителей одинаковые или близкие, периоды
нагревания и охлаждения насадки достаточно короткие
близкие - разность температур газа и насадки
Ра’ т-е. при z = 0,5-Л/, остается
'*’ ~'ч) z=o,5 н ~ const.
т°гда в
fe.
\ dr
сг - объемная теплоемкость газа,
и одинаковые или
в среднем сечении регенерато-
практически постоянной:
соответствии с уравнениями
= const и (
г
Эг.
dz
(4.1) и (4.2) производные
- const, то есть температура газа в некоторый мо-
т
125
Рис. 4.1 - Изменение температур в идеальном регенераторе в период
охлаждения насадки
мент времени г изменяется по высоте регенератора прямолинейно, а темпе-
ратура насадки в данном сечении z изменяется прямолинейно во времени.
Если изменения температур газа и насадки в каждом поперечном сечении
относительно невелики, то характер их изменения можно приближенно при-
нять линейным по всей высоте регенератора.
На рис. 4.1 приведено изменение температур газа и насадки по высоте
регенератора и по времени за период охлаждения насадки.
В начале периода (т = 0) газ входит снизу регенератора (z = 0 ), имея тем-
пературу t ।. Проходя по насадке, он нагревается и выходит из регенератора,
имея температуру t,2. Температура насадки по высоте регенератора изме-
няется от tHi до tH2  С течением времени температуры насадки и газа во всех
точках снижаются и через интервал времени т будут представлены линиями
' ,н2 и С1 " Г'2 соответственно. Исключением является лишь температура
газа на входе в регенератор, которая остается неизменной в течение всего пе
риода(г.| =f'i).
Представленная на рисунке 4.1 картина является только приближением,
так как линии температур газа t,| - t ,2 и г'| - г'2 даже для идеального ре
нератора будут иметь некоторую кривизну, причем тем большую, чем боль*
ше изменение температуры газа от входа в насадку к выходу из нее. ИлеаЛ*’
ный регенератор дал бы прямолинейное изменение всех температур т0
при бесконечно малых колебаниях температуры насадки.
126
же картину можно получить и для периода нагревания насадки, в
а.» которого температура насадки в сечении z = 0,5 Н повышается от
течени
• до точки С I аким образом, в каждом цикле температура насадки в
^чении z = 0.5 будет колебаться между точками С и С'.
Интегрируя по времени дифференциальное уравнение (4.1) с учетом при-
веченного выше допущения, что	= const, можно получить ко-
личество тепла, которое обменивает слой насадки высотой 1 м в сечении
z = 0,5-И за один период времени г:
)г =а / г (г„-г.)г .	(4.3)
Интегрируя последнее уравнение по всей высоте регенератора и принимая
во внимание, что (?„-( ) г=о,57/ является средним арифметическим крайних
перепадов температур (?„-(.), получим:
e = aF(r„-/.)(/,.r,	(4.4)
где Q = qz • Н - количество тепла, отдаваемого насадкой по всей высоте ре-
генератора за период охлаждения, кДж;
F = f • Н - поверхность насадки в регенераторе, м2;
т - продолжительность периода охлаждения насадки, с.
Проведя аналогичные рассуждения для холодного теплоносителя (А) и го-
рячего теплоносителя (В), получим следующие уравнения для количества те-
пла, отбираемого теплоносителем А, и количества тепла, отдаваемого тепло-
носителем В:
е = F (t„-tA V Л/ ;	(4.5)
2 = «д F-(,tll-tll)c/, rli .	(4.6)
Представив уравнения (4.5) и (4.6) в виде:
е 1	е i
F « г f" 1 1 И г п г
г ал тA	F ап- тн
Сл°Жив их, получим:
Q = k -F btc/, ,	(4.7)
127
1
где к =
1 1
------1------
«I Г1 «Д-ГД
количество тепла, передаваемого от
гоРячего Те.

плоносителя к холодному за время одного цИКл
через 1 .и2 поверхности насадки при разност»
температур теплоносителей 1 С,____
и град цик1’
средняя разность температур горячего и холодно-
го теплоносителей за время одного цикла, °C
При сделанных ранее допущениях (GA сА ~GB св, аА~ав, гЛ=г )
средняя разность температур теплоносителей определяется как среднее
арифметическое значение:
А/1 + Дг2
At,„ = —!-------
(4.8)
2
где А/] и At2 - средняя за время цикла разность температур теплоносителей
соответственно внизу и вверху регенератора.
В случае, если Дг( и Лг2 значительно различаются между собой, Руммель
предлагает рассчитывать среднюю разность температур как среднее лога-
рифмическое значение:
&сР =
ЛГ| - Дг2
(4.9)
In^L
Д^2
Таким образом, рассмотренный метод сводит расчет неустановившегося
процесса теплообмена в регенераторе к формулам, аналогичным для устано-
вившегося процесса теплообмена в рекуперативных теплообменниках.
Из полученных формул видно, что в регенераторе, работающем с одина-
ковыми периодами охлаждения и нагревания насадки (тл =гв), за время од-
ного цикла ТА + тв = 2  тА передается в 2 раза меньше тепла, чем в рекупера-
тивном теплообменнике с такой же поверхностью теплообмена за то же вре
мя. Действительно, при гА = тв получим:
£_Д_
к
г 1 1 Y
1«1 «в/
-----1----
«I «В
128
рекуперативном теплообменнике с ничтожно малым термическим
„„пением стенки количество переданного тепла за время 2 • т । соста-
еопрот**”’
ВИЛО бы:
6= 1 1 1 F	.
---1---
a.i «в
Изложенные выше рассуждения относятся к идеальному регенератору, в
котором коэффициент теплопроводности насадки в поперечном сечении бес-
конечно большой, а в продольном сечении равен нулю.
В реальном регенераторе коэффициент теплопроводности насадки имеет
конечное (сравнительно малое) значение, поэтому в поперечном сечении на-
садки наблюдаются значительные градиенты температур, имеющие противо-
положные знаки в периоды нагревания и охлаждения насадки. При этом наи-
больший диапазон колебания температуры в течение цикла наблюдается на
поверхности элемента насадки, а наименьший - на продольной оси элемента
насадки.
На рис. 4.2 приведены эпюры температур в элементе насадки и газовых
потоках в момент переключения последних, а на рис. 4.3 - изменение темпе-
ратуры на поверхности элемента насадки за время одного цикла для идеаль-
ного и реального регенераторов.
Как видно на рис. 4.3 кривые изменения температуры поверхности насад-
ки в течение периодов нагревания и охлаждения имеют различный характер
и образуют так называемую «температурную линзу». Для реального регене-
ратора «линза» более выпукла и имеет большую разность температур
?max чем Для идеального регенератора. Это объясняется влиянием на
процесс теплообмена между газами и насадкой термического сопротивления
насадки регенератора.
Для реального регенератора общее сопротивление процессу переноса теп-
ла от горячего газа к насадке и от насадки к холодному газу включает, кроме
термических сопротивлений газов, также сопротивление насадки:
1 _ 1 1 1
— _-----Н	р _
к а\тА «в^в £
(4.Ю)
где -1
g поправка, учитывающая термическое сопротивление насадки.
начение поправки - определяется исследователями по-разному. Рум-
пРедлагает следующую методику ее определения [28].
129
Рис. 4.2 - Распределение температур в элементе насадки и в газовых
потоках в момент их переключения:
а — идеальный регенератор; б - реальный регенератор.
130
о
Тв+ТА

Рис. 4.3 - Изменение температуры на поверхности элемента насадки за
время одного цикла:
------в идеальном регенераторе;
------ в реальном регенераторе.
Количество тепла, аккумулируемого слоем насадки высотой 1 м за пери-
од поступления горячего газа в идеальном регенераторе:
*7 ~cil ' (/max — ^min ) •
в реальном регенераторе диапазон колебаний температуры внутри эле-
ментов насадки значительно меньше, чем на их поверхности.
11усть средняя по толщине насадки температура в конце периода нагрева-
Ния Равна 1ц , а в конце периода охлаждения - t„. Тогда количество тепла,
ккумулируемого слоем насадки высотой 1 м в реальном регенераторе за
период нагревания, равно:
~ с" ' ~hi )~Пн ' си ’ (^max — ^min ) »
. 4
ГДе Л,, =	л,,.
t	- коэффициент использования теплоемкости насадки в
‘max 'min
реальном регенераторе, представляющий отношение
количества тепла, аккумулируемого в реальном реге-
131
нераторе, к количеству тепла, аккумулируемого
альном регенераторе, при одинаковой амплитуцеИДе'
лебаний температуры на поверхности насадки К°'
Выразим разность максимальной и минимальной температур на пове
сти насадки в реальном регенераторе через разность средних температур
поверхности насадки за период нагревания и за период охлаждения t1
Ч III •
^max ^min Фс m ' (hill
где <pem - коэффициент пропорциональности между изменением средних
температур на поверхности элементов насадки за периоды нагре-
вания и охлаждения и максимальным изменением температур на
поверхности насадки в течение цикла в реальном регенераторе.
Тогда:
<7 — Ли ' си ’ Фет ' (hin hm) 
А количество тепла, аккумулируемого всей насадкой в реальном регене-
раторе за период нагревания:
Q Ли ' сц ' Фет ' ' (hin hm\p •
Так как:
Сц Н =V„ Рм 'См ,
V = F -= F S. ,
2
то	c„H = F- S , • рл,  сл1 ,
где У;/ - активный объем насадки, .и3;
кг
р}1- плотность материала насадки, —-;
м
кДж
с., - удельная теплоемкость материала насадки,-----;
кг  град
2
F - поверхность насадки в регенераторе, м ;
8 - толщина элементов насадки, м ;
8
— эквивалентная толщина насадки, м.
132
(4.11)
(4.12)
(4.13)
(4.14)
Q = nH S, ptl- cu  <pe„,  F  (t“„ - t-'m)cp
s	E = n„ S,pyl-c„-(pcm .
Решая систему уравнений:
е=« г/? а<™-Г|)с/>ч'..|;
е = «д	;
Q = eF^nl~t^\p-
получим:
Q f 1	1 l^_z .
р zv . Т + п т г ~	'ср ‘
Г \аА ТА аВ'тВ £)
Обозначим:
—!—+_^+11=1,
ал !л ав*в в) »
где к - коэффициент теплопередачи от горячего газа к холодному, представ-
ляющий собой количество тепла, передаваемого через 1 .и2 поверх-
ности насадки при разности температур горячего и холодного газов
1 С за время одного цикла, —-—К^ж-----------
м  град  цикл
Тогда количество тепла, передаваемого в регенераторе от горячего газа к
холодному за время одного цикла, равно:
Q = k F (tB-tA)cp .	(4.15)
садки аНалИза пеРи°Дических колебаний температуры стенки элемента на-
садки В° ВРемени слеДУет> что коэффициент использования теплоемкости на-
является функцией критерия Фурье:
1„=f(Fo),
133
г- а Т	-
где F() = —— - критерии Фурье;
S2
Д.А
а =--------коэффициент температуропроводности материала
с„ /?„	ам<*садКи>
м2
с
т = тА=тв - продолжительность периодов нагревания и охлаждения на
садки, с.
С	Г 1 + 7 Д
Если тА то можно принять: г =
Значения в зависимости от критерия Фурье приведены в таблице 4.1.
Таблица 4.1 - Значения Г)н в зависимости от критерия Фурье
Fo	0,2	0,4	0,6	0,8	1,0	1,5	2	3	4	5
	0,18	0,25	0,31	0,37	0,42	0,54	0,64	0,78	0,84	0,9
Значения коэффициента (рст=-~:—представляющего собой отно-
г — г
‘ст ‘ст
шение амплитуды колебаний во времени температуры поверхности насадки к
разности средних температур на поверхности элементов насадки в период
нагревания (t^m) и в период охлаждения (Г^,), лежат по данным Руммеля в
интервале 2-3,5. Другие авторы предлагают принимать значения коэффици-
ента (рст в интервале 2,2 - 2,5 в зависимости от коэффициента теплопровод-
ности насадки.
Более определенные значения коэффициентов Г)ц и <рст могут быть полу-
чены по формулам Хаузена [4]:
+	(4.16)
3•а • г
(4.17)
2-5,
Хаузен предложил также приближенный метод определения поправки £>
учитывающей влияние термического сопротивления насадки на интенсив
ность теплообмена в регенераторе [29]. Он исходит из того, что после пере
ключения газовых потоков по ширине насадки (вдоль поперечной оси) ср
нительно быстро устанавливается температурная кривая определенного пр
134
Рис. 4.4 - Распределение температур в элементе насадки
филя, которая затем перемещается равномерно во времени вдоль вертикаль-
ной (продольной) оси регенератора.
Дифференциальное уравнение теплопроводности вдоль поперечной оси X
имеет вид:
Э? _ Э2г
Если — = с = const, то после двукратного интегрирования получим урав-
нение параболы:
С 2
t = —  х + ct  X + с2 ,
а
где с, и с2 - константы интегрирования.
Представленная на рис. 4.4 парабола обладает известными свойствами,
вытекающими из решения задачи охлаждения неограниченной пластины
толщиной <5 жидкостью (газом) с постоянной температурой и постоянным
коэффициентом теплоотдачи.
Градиент температур в элементе насадки у его поверхности:
dt	21
дх 8
2
(4.18)
Высота параболы h = , следовательно:
135
dt __4h
Эх x=^_	8
2
(4.19)
Среднее значение ординаты параболы, которое соответствует среда
температуре элемента насадки t„ в данный момент, равно — высоты парабо-
лы, то есть:
2 ,
(4.20)
Подставив значение h из выражения (4.20) в дифференциальное уравне-
ние (4.19), получим:
dt
дх
6 / \
о
Так как градиент температур у стенки почти в течение всего периода ох-
лаждения гл остается постоянным, то количество тепла, отданное элементом
насадки равно:
дх	о
Хотя разность температур (t„ — tcm) остается приближенно постоянной,
значения и tcm изменяются во времени. Если их средние значения за пе-
риод охлаждения равны tA ср и tAm , то можно записать:
п-6	_,А \ F т
« с Уи_ср ^ст) ^А
(4.21)
Путем аналогичных рассуждений можно получить для периода нагрева-
ния насадки:
 <4-22»
Складывая температурные напоры t^cp-t^m и	ср из уравнени
(4.21) и (4.22) и принимая, что средняя температура насадки в период охлаЖ
д	. В
дения равна средней температуре насадки в период нагревания
получим:
136
fB _,л =0. я
1ст ‘ст — z-
г 6- /
или
6Л
(4.23)
Сравнив последнее уравнение (4.23) с приведенным выше уравнением
Руммеля (4.11), получим новое выражение для поправки, учитывающей
влияние термического сопротивления насадки на процесс теплообмена в ре-
генераторе:
2
£
8
6 • Л
S,
3 Л ’
(4.24)
где S ,
8
— эквивалентная толщина элемента насадки, м.
В ранних работах Руммеля также получено выражение для поправки £, не
требующее определения коэффициента использования насадки Г)н:
1_ 1 ,
£ <Pem S ,	-Р„ Лт'
(4.25)
где т = tA + тв - продолжительность всего цикла, с;
V
5, = 	- эквивалентная толщина элемента насадки, м;
F
акт
VllKI„ - активный объем элемента насадки, .и3;
г	2
гикт • активная поверхность элемента насадки, м .
В отечественной литературе для определения поправки £, учитывающей
термическое сопротивление насадки, получило применение выражение,
предложенное И.Д. Семикиным и Э.М. Гольдфарбом [30,31]:
1 = 2 2^ Г,_2. s>2'
£ 3 Лт 15 ат
\	7
(4.26)
Де Г 1	- длительность периодов нагревания и охлаждения насадки,
с;
S ~S
> ~ 2 " эквивалентная толщина элемента насадки, м;
137
S - толщина элемента насадки, .и .
Ниже приведен сравнительный анализ рассмотренных формул для J
деления поправки £.	Опре-
Пусть:
-	эквивалентная толщина элемента насадки S, =0,01 .и;
-	плотность материала насадки = I860
лг
-	удельная теплоемкость с.. = 1,52	;
кг  град
-	коэффициент теплопроводности Я. = 1,43 ———;
м  град
-	продолжительность периодов нагревания и охлаждения насадки
Тд - тв = 1200 с	Я
Тогда коэффициент температуропроводности материала:
Я
а =--------
c.v ' Р
0,00143
1,52 I860
= 0,506 I О-6
Критерий Фурье:
а • Г _ 0,506  10~6  1200
S* 0,012
Но таблице 4.1 определяем значение коэффициента использования насад-
ки г/„ =0,9. Отношение разности максимальной и минимальной температур
на поверхности элементов насадки к разности средних температур поверхно-
сти в период нагревания и охлаждения принимаем равным:
,я _ ^max ^min _ а с
tB -tA ~ ’
‘cm ‘cm
Тогда по формуле Руммеля (4.12):
1 =___________!__________= ооп Л<2'град’цикл
£ 0,9 3,5 0,01 I860 1,52	’ кДж
Следует отметить, что значение <р ,п =3,5 является существенно занижен
ным, так как рекомендуемый Руммелем интервал (2 - 3,5) основан на опыта*
при продолжительности нагревания и охлаждения насадки до 5 мин.
138
По формулам Хаузена (4.16) и (4.17) при продолжительности периодов
цагревания и охлажде,,ия тл = тв = 1200 с получаем:
3 а-Г _	3 0,506 10~6 1200	_ 9
'1Н ~3 a-n2-S^ 3 0.506 10-61200 + 2 0,012
, За г , 3 0,506 10-6
^">=1 + ТД2 " '
2S-
^=10,11.
20,012
Тогда по формуле Хаузена (4.24):
1 f 1	1 S. Г 1	1 3	0,01	л/2 • град • цикл
Е тв) З Л U200 1200 J 3 1.4310"3	кДж
По формулам Руммеля (4.12) и (4.25) получим соответственно:
1 ____________!______________ 0 00388 м2 град цикл
£ 0,910,11 0,01 I860 1,52	’	кДж
2
1=-----------1__________+--------------= 0,0064	.
£ 10,11 0,01 I860-1,52 1,43-1 о 3 • 2400	кДж
По формуле Семикина-Гольдфарба (4.26):
1.2 S, (_2_ S,2	2	0,01	( _2	0.012
Е з Л г, 15 a rj 3 1,43 10-3 1200	15 0,506-10 6 • 1200,
= 0,00389 (1-0,022) = 0,0038 41 гРад'Цикл
кДж
Таким образом, формулы Руммеля (4.12), Хаузена (4.24) и Семикина-
Тольдфарба (4.26) дают практически совпадающие результаты.
Но формуле Руммеля (4.25) термическое сопротивление насадки получа-
йся завышенным примерно в 1,6 раза. Поэтому при расчете регенераторов
коксовых печей предпочтение следует отдавать формулам Хаузена (4.24) и
Семикина-Гольдфарба (4.26), не требующим использования табличных вели-
чин и дающим результаты, хорошо согласующиеся с производственными по-
казателями.
139
Конвективный коэффициент теплоотдачи от поверхности насадки к г
и в обратном направлении зависит от геометрической формы элементов
способа их укладки, а также от скорости и температуры газов. Для щелеви **
ной насадки наиболее точные значения коэффициента теплоотдачи конвек"
цией
Вт
ч.м2 • град,
дает формула Бэма [3]:
п,= 0.9617+0,2125 й,<
I dQ;6
(4.27)
где й)о - скорость газов в свободном сечении насадки, отнесенная к нормаль-
ным условиям (760 лш рт.ст. и ОС), —;
с
d} - эквивалентный диаметр каналов в насадке, м;
Т, - абсолютная температура газов, К.
Коэффициент теплоотдачи излучением
вестной формуле [27]:
Вт
ч.м2 • град,
определяется по из-
(4.28)
где е , =0,5  (еС1П +1) - эффективная степень черноты стенки, учитывающая
частичное поглощение лучей газом;
£ст - степень черноты стенки;
С„ = 5,67 —------ - коэффициент излучения абсолютно черного тела;
лг 
£	. - степень черноты газа при температуре газа;
£	. - степень черноты газа при температуре стенки;
Т	, и Тет - абсолютные температуры соответственно газа и стенки, К;
Г и tcm - температуры соответственно газа и стенки, °C.
При £ст = 0,6 эффективная степень черноты стенки равна:
£,=0,5 (0,6 + 1) = 0,8 .
Степень черноты потока газов определяется по формуле:
140
£г -£С()2 + Р £НгО >
(4.29)
г , - степень черноты диоксида углерода;
где (>2
() - степень черноты водяного пара при низкой концентрации
Р - поправочный коэффициент для определения степени черноты водя-
ного пара при данном парциальном давлении.
Значения , £цго, Р определяют по графикам (рис. 4.5, 4.6, 4.7) в зави-
симости от температуры и значения произведения парциального давления га-
за Р. и эквивалентной длины тепловых лучей. Эквивалентная длина тепло-
вых лучей принимается равной эквивалентному диаметру насадки и рассчи-
тывается по формуле:
где V - объем газа в насадке, м3;
Г-	2
F - активная поверхность насадки, .и .
Для фасонного кирпича эквивалентная длина тепловых лучей:
Z, =1,8-6 ,
где Ь - ширина щелей в фасонном кирпиче, м.
4.2 Пример расчета регенераторов коксовых печей системы ПВР
4.2.1 Исходные данные
Большинство исходных данных принято из расчетов процесса горения
коксового газа в обогревательных простенках и теплового баланса коксова-
ния шихты с влажностью 8 % (см. главу 3):
~ полезный объем камеры коксования Vk ,.м3............30
~ насыпная плотность угольной шихты с
влажностью 8 % р^, —..................................0	75
оборот коксовых печей т, ч............................16,5
отопительный газ......................................коксовь
низшая теплота сгорания газа с/ч,	..................18016,2
нм3
141
Рис. 4.5 - Степень черноты газов при излучении СОг
-	удельный расход сухого воздуха vCH при
3
НМ
коэффициенте избытка» = 1,3 , —х— ...................5,651
нм3 сг
3
- влагосодержание воздуха %, ——— ......................0,0169
нлг св
3
-	объем продуктов горения v,,., ———...................6,461
нлг сг
142
Температура газов °C
Рис. 4.6 - Степень черноты газов при излучении Н2О
состав продуктов горения, % об. :
СО2................................................6.04
N2.....................................................69,60
°2...................................................4.24
Н*°.................................................20,12
Расход сухого коксового газа на коксование
1 т влажной шихты г. ,	 147,206
143
Рис. 4.7 - Значение поправочного коэффициента (5 для больших
концентраций водяного пара Рцго (ата) и различных
значений Рц2о1 (ата м), (общеедавление \ата)
4.2.2 Материальный баланс регенератора
Расход сухого коксового газа на одну камеру коксования:
кк = К/4^=30 0,75-147,206=	ил?
г	16,5 3600	с
Расход сухого воздуха на одну камеру коксования:
V*. = V*,vce = 0,05576-5,651 = 0,3151 — .
С
Объем водяных паров, поступающих с воздухом в одну камеру коксова-
ния:
vn=vce	°, 31510,0169 = 0,0053 — .
с
144
м продукт08 горения, выходящих из одного обогревательного про-
стенка:
3
V*. . V/I, = 0,05576 6,461 = 0.3603 — .
у II.
Пля дальнейших расчетов принимаем регенератор коксовой стороны,
имеющий большую тепловую нагрузку на единицу объема насадки, чем ре-
генератор машинной стороны. Это обусловлено большей толщиной угольной
загрузки на коксовой стороне и необходимостью подачи большего количест-
ва отопительного газа и воздуха в каждый вертикал.
При 14 вертикалах на коксовой стороне (7 пар) и 16 вертикалах на машин-
ной стороне (8 пар) доля газа и воздуха, которая подается на коксовую сто-
рону, называемая коэффициентом распределения, определяется по формуле
(3):
,	7,4 1,123
к., =----------------= 0,497,
' 8,4+ 7,4 1,123
где 0,4 - относительное увеличение подачи отопительного газа в крайние
вертикалы по сравнению с остальными;
1,123 - отношение расходов газа (и воздуха) на коксовую и машинную
стороны при одинаковом количестве вертикалов на машинной и
коксовой сторонах, принятое по данным расчетов Гипрококса.
Так как в комбинированных печах ПВР при обогреве коксовым газом ре-
генераторы, предназначенные для нагревания доменного газа, используются
для нагревания воздуха, то каждому обогревательному простенку (или каж-
дой камере коксования) соответствуют один воздушный регенератор и один
регенератор для отвода продуктов горения.
При этом расход сухого воздуха на один регенератор коксовой стороны:
К-« = кр = 0,3151 0,497 = 0,1566 — .
С
оличество водяных паров, поступающих с воздухом в один регенератор:
УП =	• % = 0,1566 • 0,0169 = 0,0026 — .
с
^ороньг Продуктов горения, поступающих в один регенератор коксовой
= V,';. • кр = 0,3603  0,497 = 0,1791 — .
с
145
4.2.3 Тепловой баланс регенератора
Схема движения воздуха и продуктов горения в регенераторе приведен
на рис. 4.8.
Принимаем температуру воздуха на входе в регенератор f,;1 = 50 °C, тем
пературу продуктов горения на входе в регенератор tnA =1320°C, а на выхо
де из регенератора - Глг2 = 380 °C.
Составим тепловой баланс регенератора за время полного цикла:
г = Л«л +ЛМ7)=2400с.
Приход тепла
1) Тепло продуктов горения, поступающих в регенератор за период нагре-
вания насадки:
~	' ^иагр '	’ hid •
Объемная теплоемкость продуктов горения определяется по графику
(рис. 3.1) или по формуле:
где у, - объемная доля в смеси i-ro компонента,
с, - объемная теплоемкость i-ro компонента, —КДЖ_
нм'  град
^В2	tnf1
tB1
ПГ2
Рис. 4.8 - Схема движения теплоносителей в регенераторе
146
в интервале температур о 1320 С С11А 1,56	Ж^
Тогда:
> . =0,1791 1200 1,56 1320 = 442563,3 кДж .
период
3)
Тепло воздуха, поступающего в регенератор за период охлаждения на-
садки:

= (0,1566  1,295 + 0,0026 • 1,496) 1200 50 = 12401,2  кДж .
период
Общий приход тепла:
Q = 442563,3 + 12401,2 = 454964,5	.
'	период
Расход тепла
1)	Тепло продуктов горения, выходящих из регенератора за период нагре-
вания насадки:
Q„.-2 = Ч/г • Тпигп  С„г2  1„г2 =0,1791-1200 • 1,4 • 380 = 114337,4 '^Ж ,
период
где С ____1 л кДж.
м vn,-2 ~ Г4—J------ - средняя объемная теплоемкость продуктов горе-
нм'  град
ния в интервале температур 0 - 380 С (рис. 3.1).
2)	1 епло воздуха, выходящего из регенератора за период охлаждения на-
садки:
е«2=к-ссв2+у,гс„2)-га„-гв2.
Тем
величиной3Г*^а В03дУха на вьгх°Де из регенератора является определяемой
нои. ДлЯ определения теплоемкостей воздуха и водяного пара ориен-
иР°вочно принимаем t„2 =1200 °C.
Т°'® С„2 = 1,432	„ С„2= 1,775 -f* .
нм • град	наг  град
147
Qi:2 = (0,1566  1,432 + 0,0026 • 1,775) 1200  t,,2 = 274,64  t,.2 .
3)	Потери тепла излучением и конвекцией в окружающую среду При
маем равными 2 % от прихода тепла, то есть:
= 0,02  Q = 0,02  454964,5 = 9099,3	.
период
Общий расход тепла за время цикла:
Ql>llcx = 114337,4 + 274,64 • tll2 + 9099,3 = 123436,7 + 274,64  t,,2 .
Уравнение теплового баланса:
454964,5 = 123436,7 + 274,64 • t„2 .
Температура воздуха на выходе из регенератора:
_ 454964,5-123436,7
t,:2 ~	274,64
= 1207,13 °C .
Результаты расчетов приведены в таблице 4.2.
Количество тепла, передаваемого воздуху в регенераторе за период охла-
ждения насадки:
е = й.2-й,1= 331526,2-12401,2 = 319125 -^Ж  .
период
Средняя разность температур продуктов горения и воздуха в регенерато-
ре:
д, _	-С2)-(^2 -Cl) _ (1320-1207)-(380-50) 113-330 _
- 1п 1320-1207	- 1п113 -	’
6,,.2-Ci	380-50	330
4.2.4 Геометрические характеристики насадки регенератора
Общий вид и размеры фасонного кирпича, используемого в качестве теп-
лообменной насадки в регенераторах коксовых печей, приведены на рис. 4.9-
Для расчета коэффициентов теплообмена конвекцией и излучением меЖДУ
газовыми потоками и насадкой, а также необходимой высоты насадки вреге
148
лэ- Тепловой баланс регенератора
Таблица
Приходная часть			Расходная часть		
Название статей 1 .Тепло продуктов горения 2. Тепло воздуха	кДж период 442563,Г 12401,2	%	Название статей	кДж период	%
		97,30 2,70	1.	Тепло продуктов горения 2.	Тепло воздуха 3.	Потери тепла в окружающую среду	114337,4 331526,2 9099,3	25,1 72,9 2,00
Всего	454964,5	100	Всего	454962,9	100
нераторе необходимо иметь значения поверхности теплообмена и живого се-
чения ряда кирпичей, а также эквивалентного диаметра отверстий для прохо-
да газов.
Определяем площади различных боковых граней кирпича, м2:
0,343 0,130 - 2=0,0892;
0,083-0,165-2 = 0,0274;
0,008-0,165-8 = 0,0106;
0,010-0,165-8 = 0,0132;
0,018-0,130-18 = 0,0421;
0,100 -0,130 -18 = 0,2340;
0,035 0,123 • 2 = 0,0086;
0,020- 0,165 • 4 = 0,0132.
Площадь всех боковых граней одного кирпича:
/юл- = 0,0892 + 0,0274 + 0,0106 + 0,0132 + 0,0421 + 0,2340 + 0,0086 + 0,0132 =
0,4383 м2 .
Площадь верхней поверхности кирпича:
Ае/м =0,123- 0,343- 0,018 0,1 -9 = 0,0260 л? .
149
А-А
Рис. 4.9 - Фасонный кирпич насадки регенератора
Площадь нижней поверхности кирпича:
=0,123-0,323-0,018-0,1-9 = 0,0235 м1 .
Суммарная площадь поверхности одного кирпича:
150
fКП/”' "	+
+	= 0,4383 + 0,0260 + 0,0235 = 0,4878 .и2 .
Плошадь поверхности одного ряда кирпичей:
f = f  —
J ряд J кирп »
где I,, - ДДина регенератора, м;
ширина кирпича, л<.
При длине регенератора коксовой стороны /;) = 6,75.и площадь поверхно-
сти одного ряда кирпичей:
Z, те
/,,я,.= 0,4878- — = 0,4878-48 = 23,414 м2 .
0,14
Поверхность насадки, приходящаяся на 1 м высоты регенератора:
/„ = f— = 23,414—!— = 141,9 — ,
/w hK	0,165 м
где hK - высота одного кирпича, и .
Поверхность стен регенератора, приходящаяся на 1 м его высоты:
2
fc„, = (6,75 + 0,43) -2 = 14,36 — .
м
Общая поверхность насадки и стен регенератора, приходящаяся на 1 м его
высоты:
2
/ = Л, + Л™ =141,9 + 14,36 = 156,26 — .
м
Площадь сечения отверстий в одном кирпиче для прохода газов с учетом
ззоров между стенами регенераторов и кирпичами:
\• = 0,018 0,1 9 + 0,343 • 0,0185 + 0,083  0,02 + 0,01 • 0,008 4 +
+ 0,1425 0.0085- 2 = 0,027 м2.
°Шадь живого сечения одного ряда кирпичей:
5	= SA. • пк = 0,027 - 48 = 1,296 и2,
151
где п,. - число кирпичей в одном ряду, шт.
Периметр отверстий в одном кирпиче:
Пк = (0,1+0.018)-18 + 0,343-2 + 0,008-8 + 0,01-8+0,02-4 + 0,083-2 +
+ 0,1425 -2 = 3,485 .м .
Периметр отверстий в одном ряду кирпичей:
П = ПК- ик = 3,485 • 48 = 167,28 м .
Эквивалентный диаметр отверстий для прохода газов:
II 167,28
4.2.5 Определение коэффициентов теплообмена в регенераторе
Методика расчетов включает определение коэффициентов теплоотдачи
конвекцией и излучением для продуктов горения и воздуха вверху и внизу
регенератора и нахождение на их основе общих коэффициентов теплообмена
вверху и внизу регенератора по формуле Семикина-Гольдфарба.
Верх регенератора
Рассмотрим процессы теплообмена вверху регенератора.
Скорость продуктов горения в свободном сечении насадки:
у!’
й)о=-^—
S'
.жив
0,1791 _ нм3
------— U, 1 J о —“—
1,296
Коэффициент теплоотдачи конвекцией от продуктов горения:
ак = [0,9617 +	 Т °’25= [0,9617 + °’2125 ^38>|. (1320 + 273)°’25=
I	d™ ' I 0,031°’6 J
= (0,9617 + 0,2357)  6,3176 = 7,56	—
лг  град
Для расчета коэффициента теплоотдачи излучением необходимо опреДе
лить эквивалентную длину лучей в насадке и произведения парциальнь|Х
давлений углекислого газа и водяных паров на эквивалентную длину лучеИ'
152
Для фасонных кирпичей :
11 = 1,8 • b = 1,8 0,017 = 0.0306 .и;
. /, = 0,01 СО2  Р I, = 0,01 • 6,04 100 0,0306 = 0,19 — ;
м
Рн о 1, = °-01 Н2° Р<>бщ  1> =0,01 20,12 100  0,0306 = 0,637 —;
1 2	м
где b - ширина щелей в кирпиче, .и;
СО2, Н2О - содержание диоксида углерода и водяных паров в продук-
тах горения, % объемн.;
Ро- = ЮО кПа - общее давление газов в регенераторе.
При tlh. = 1320 С и Р(()2  I, =0,19— степень черноты диоксида углеро-
м
да ЕС()2 =0,014 (рис. 4.5).
При 1„г = 1320 С и Рц о 1.2 =GfiXl — степень черноты водяных паров
м
£Н!() = 0’0071 (рис. 4.6).
При =0,01 H2OPt„-lllt = 0,01-20,83 100 = 20,83 кПа и
Рн2о И, = 0,637 - поправочный множитель, учитывающий влияние парци-
ального давления водяных паров на степень их черноты [3 = 1,16 (рис. 4.7).
Тогда степень черноты продуктов горения:
£„г=£С0г + Р£нго = 0,014 +1,16 0,0071=0,0222 .
При температуре кирпича:
<ш = !!1±Ц!1 = !32О|!2О7 = 12635,с
пень черноты диоксида углерода £(()2 =0,0145, степень черноты водяных
паров eh^() =0,0075, поправочный множитель /9 = 1,16, степень черноты
продуктов горения:
е', . =0,0145+ 1,16 0,0075 = 0,0232 .
153
Тогда коэффициент теплоотдачи излучением от продуктов горения к и
садке:
0,8 5,67
0,0222-
-0,0232-
15 36,5 А4
100 J
1320-1263,5
= 10,96
Вт
2
м  град
Общий коэффициент теплоотдачи от продуктов горения к насадке:
Вт
а.,.=ак+а = 7,56 +10,96 = 18,52	----
к	.и2 -град
Аналогичным образом определяем коэффициенты теплоотдачи от стенок
к воздуху конвекцией и излучением.
Скорость воздуха в свободном сечении насадки:
У,/' _	+ vn _ ОД566 + °,0026 _ 0 [ эд ЦЛ<3
"	1,296	’ м2 с '
При температуре воздуха =1207 °C коэффициент теплоотдачи конвек-
цией от поверхности насадки к воздуху:
0,2125-щ,
а ,.= 0,9617 + ——
I d";6
т0,25_
’ ' Л
0,2125 0,123
0,9617 Ч--------—
0,0310’6
 (1207 + 273)°’25= 7,27
м2  град
Парциальное давление водяных паров в воздухе:
и>	0,0169	. ,, п
р.. .. =----i— - Р - -----------100 = 1,66 кПа .
"2 l + w,.	' 1 + 0,0169
Парциальное давление диоксида углерода РС()2 =0.
154
= 1207 °C и Рц о I, =1,66 0,0306 = 0,0508 — по графику
При *<-	2	.м
4 6) находим степень черноты водяных паров ЕНгО =0,0001 .
р]рИ г =1263,5 С и Рц^)-I, =0,0508 — степень черноты водяных па-
ров еН1о =0,0°°1 
Тогда:
т
1 ст
100
4
4
Т,.
100
«,=
tcm-t.,
0,8-5,67- 0,0001-
1263,5 + 273
100
4
I -0,0001-
1207 + 273
100
4
1263,5-1207
4,536 [5,5735 -4,7978]	Вт
~---------------------= 0,062 —-------
jw2 • град
56,5
Общий коэффициент теплоотдачи от поверхности насадки к воздуху ввер-
ху регенератора:
ав = ак + а, = 7,27 + 0,062 = 7,332 ——
м~  град
Коэффициент теплообмена между продуктами горения и воздухом вверху
регенератора определяем по формуле Семикина-Гольдфарба:
кперх апг '
2	S.,
3 Л-т,
. 1-2.
15 а-т,
««' Ллг.-/
ПРИ Tiui.'p -Тлг1 ~ 1200 с получаем тср -	-—— = 1200с .
Эквивалентная толщина элемента насадки:
5, = 0,5 Ь,= 0,5 0,018 = 0,009 .и .
Коэффициент теплопроводности кирпича:
155
A = 0,6978 + 0,0006396  tK = 0,6978 + 0,0006396 1263,5 = 1,506
-M  град
Удельная теплоемкость кирпича:
с = 807,9 + 0,6279 • tK = 807,9 + 0,6279 1263,5 = 1601,3
Дж
кг • град
Коэффициент температуропроводности кирпича:
а = — =-----—-------= 0,506  10“6
ср 1601,31860
л?
с
Тогда:
1
кверх
1	! 2	0,009 f _2
18,52 1200 3 1,506 1200	15
0,0091 2	1
0,506 10 6 1200 J 7,332 1200
= 4,4996 10 5 + 0,332-Ю-5 -0,982214 + 11,366-Ю-5 =16,1917-Ю-5 ;
IZ
’'верх
= 6176
Дж
м2  град  период
Низ регенератора
Температура продуктов горения внизу регенератора /„ 2=380 °C, а тем-
пература насадки:
.	+ ?«1 _ 380 + 50 _ о
с1"	2	2
Коэффициент теплоотдачи конвекцией от продуктов горения к насадке:
ак = [ 0,9617 + ~212n5fi<4i>l  Г,?’.25 = f 0,9617 + -°12!25^381 (380 + 273)0,25 =
v	d, )	'	0,0310’6 )
= 1,1974-5,055 = 6,053.
м град
При t„ =380 С и Р( ()2  I, =0,19 — степень черноты диоксида углерод3
л<
£со2 =0’024 •
156
r. „ t =380 С и Р:1 () 1, = 0,637 — степень черноты водяных паров
Пр” '/>.•	.и
При Рц2о = 'М№кПа и ?н2() I) — 0,637 — поправочный множитель
/7 = 1,16 .
Тогда степень черноты продуктов горения:
=есо2 +0 еН2<) =0,024 +1,16 0,03 = 0,059 .
При температуре кирпича tcm =215 С степень черноты диоксида углеро-
да £( <> =0,024, степень черноты водяных паров Ецг() =0,037, поправочный
множитель /7=1,16.
Тогда степень черноты продуктов горения при температуре стенки:
е'„. =0,024 + 1,16 0,037 =0,067 .
Коэффициент теплоотдачи излучением от продуктов горения к насадке:
0,8-5,67- 0,059-
380 + 273
100
I4
-0,067 -
215 + 273
100

4
380-215
= 4,536 (107,3-38,0) = 1 905 Вт
м2 град
165
Общий коэффициент теплоотдачи от продуктов горения к насадке внизу
Регенератора:
= ак + а, = 6,053 +1,905 = 7,958	—
л/ • град
эффициент теплоотдачи конвекцией от поверхности насадки к воздуху:
157
ак = 0.9617 + °—^-l'  Г,0’25 = | 0,9617 + °’2125 »-'23 |. (50 + 27з)°.25
d, J I 0,03106 J
= 1,172 • 4,239 = 4,97	—
лг • град
При температуре поверхности насадки tcm = 215 ° С и Рц о  I, = 0,0508
-И
степень черноты водяных паров Ец () = 0,003.
При температуре воздуха /,(1 =50 С и P//jO /, = 0,0508 — степень чер-
м
ноты водяных паров Ецг() =0,004 .
Коэффициент теплоотдачи излучением от поверхности насадки к воздуху:
215-50
4,536 1,266 = 0 035 Вт
165	л/2  град
Общий коэффициент теплоотдачи от поверхности насадки к воздуху
внизу регенератора:
а„ = ак + а, = 4,97 + 0,035 = 5,005	—
.и"  град
Коэффициент теплообмена между продуктами горения и воздухом внизу
регенератора определяем по формуле Семикина-Гольдфарба.
Коэффициент теплопроводности кирпича:
> 11
Я = 0,6978 +0,0006396 г. =0,6978 + 0,0006396-215 = 0,835 ------г
м  град
158
удельная теплоемкость кирпича:
= 807,9 + 0,6279 • tK = 807,9 + 0,6279 -215 = 942,9
Дж
кг  град
Коэффициент температуропроводности кирпича:
Л 0,835	6
а =------=------------= 0,476 • 10“6
ср 942,9 I860
,М2
с
Тогда:
S*
кииз &пг ' ^пагр
• 1-А
15
’ ^0X7
1	2	0,009
7,958 1200 3 0,835 1200
• 1-А
15
0,0092
0,476-10’6 1200
5,005 1200
а' Тср J
= 10,4716-10 5 +0,5988-10 5 (1-0,0189) + 16,65-10~5 =27,709 10“5;
Дж-
к,,,,, =3610 —
м  град  период
Среднее значение коэффициента теплообмена между продуктами горения
и воздухом в регенераторе:
Дж'
_ кае/)х + кпт 6176 + 3610
к-----------------------------------= 4893 ——
2	и . гра(). период
4.2.6 Определение поверхности теплообмена
Необходимая поверхность насадки:
Q 319125,0 103 „„„„„ 2
~— =---------------= 322,08 м2.
к St 4893-202,5
Высота насадки:
F _ 322,08
Н „ = — =------= 2,06 .и ,
f 156,26
159
л/2
где f - 156,26 ----общая поверхность насадки и стен регенератора, прихо
дящаяся на 1 м его высоты.
Число рядов кирпичей:
Нн 2,06
„ = —«- =------
hK 0,165
= 12,48
где hK - высота одного кирпича, м.
С учетом коэффициента омываемости насадки ко - 0,85 число рядов кир-
пичей:
12,48
0,85
= 14,68.
Принимаем 15 рядов кирпичей, тогда высота насадки:
Н„ = nhK=15 0,165 = 2,475 м .
Следует подчеркнуть, что требуемая высота насадки в регенераторе зави-
сит в значительной степени от температурного режима. При повышении тем-
пературы продуктов горения на выходе из регенератора до 390 - 400 °C сни-
жается температура нагревания воздуха, увеличивается средняя разность
температур, а необходимая поверхность теплообмена соответственно умень-
шается.
160
ГЛАВА 5. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РЕЖИМ КОКСОВЫХ ПЕЧЕЙ
5.1
Влияние гидравлического режима печей на процесс коксования и
основные требования к нему
обогревательных кан;
Иля интенсификации
С теплотехнической точки зрения коксовые печи можно рассматривать
теплообменники, в которых тепло передается от продуктов горения из
тлов к угольной загрузке через разделяющие их стенки,
процесса теплопередачи стенки коксовых камер долж-
ны изготовляться из огнеупорных материалов с высокой теплопроводностью
и быть как можно тоньше. Но при этом они должны быть достаточно герме-
тичными, чтобы исключить прососы газов из отопительной системы в каме-
ры коксования или в обратном направлении. При конструировании коксовых
печей это противоречие обычно решается в пользу интенсификации процесса
теплопередачи. Поэтому толщина стенок камер коксования не превышает
ЮО - НО мм, а минимизация прососов газов из одной системы в другую
достигается путем рационального распределения давлений в них.
В камере коксования давление изменяется по высоте и в течение процесса
коксования. В начале коксования в результате бурного выделения парогазо-
вых продуктов избыточное (сверх атмосферного) давление у стенок камеры
резко возрастает до 300 - 600 Па, а затем постепенно снижается до 80 - 60 Па
к концу периода коксования. В середине угольной загрузки давление увели-
чивается до 2500 - 3000 Па, а к концу периода коксования также снижается
до 80-60 Па[1].
Наименьшее избыточное давление устанавливается на поду коксовой ка-
меры, а по мере подъема газов вверх оно возрастает за счет гидростатическо-
го подпора, вызванного разностью плотностей горячих газов в камере и ат-
мосферного воздуха.
При неправильном гидравлическом режиме давление в камере в конце пе-
риода коксования может стать ниже атмосферного. Наиболее опасным ме-
стом с точки зрения возможности возникновения разрежения является под
камеры коксования. Падение давления в камере коксования ниже атмосфер-
ного является нежелательным, так как приводит к ряду отрицательных по-
следствий.
1-	В начальный период коксования, когда избыточное давление у стен ка-
меры достигает сотен паскалей, сырой коксовый газ фильтруется через стены
в отопительную систему, где поддерживается разрежение с помощью дымо-
вой трубы. При высокой температуре кладки происходит пиролиз углеводо-
родов с образованием твердого углерода, называемого графитом. Накопление
графита в порах кирпичной кладки способствует ее герметизации и сниже-
прососов. В конце периода коксования давление газов в камере снижа-
до минимума и при неправильном гидравлическом режиме может стать
Ния Пе Давлеиия в отопительной системе, в результате чего продукты горе-
ко ' СодеРжа1Ние кислород, проникают через неплотности кладки в камеры
вания. При этом происходит выгорание углерода в порах кладки, что
161
снижает ее герметичность, а также начинается горение кокса у стен кам
Из-за резкого повышения температуры в очагах горения происходит ошлак
вывапие стен камер коксования, а с течением времени образование раковин "
даже прогаров в кладке.
2.	При прососах кислородсодержащих газов из отопительной системы
камеры коксования происходит повышение зольности кокса из-за частичное
выгорания его, а также снижение качества коксового газа из-за увеличения
содержания в нем балластных компонентов - диоксида углерода и азота по
15-20%.
3. Горение кокса в камерах коксования приводит к повышению темпера-
туры в подсводовом пространстве и, как следствие, к возрастанию содержа-
ния свободного углерода в смоле, снижению содержания толуола в сыром
бензоле, снижению выхода аммиака, увеличению выхода нежелательных
цианистых и роданистых соединений.
Для исключения подсосов продуктов горения из отопительной системы и
воздуха из атмосферы в камерах коксования должно поддерживаться избы-
точное давление в течение всего процесса коксования. В то же время оно не
должно быть слишком высоким для исключения потерь прямого коксового
газа в атмосферу через неплотности дверей коксовых камер и загрузочных
люков. В соответствии с регламентом, разработанным еще в предвоенные го-
ды Р.З. Лернером, избыточное давление на поду камеры в конце периода
коксования должно составлять 5 Па. Это требование выполняется при под-
держании в газосборнике избыточного давления 100 - 130 Па в зависимости
от высоты печей.
Следует подчеркнуть, что в батарее коксовых печей, соединенных с об-
щим газосборником, наименьшее давление устанавливается в печи, располо-
женной непосредственно под местом присоединения к газосборнику газо-
провода для отвода коксового газа в цех улавливания. Поэтому именно в этой
печи производится замер давления на поду в конце периода коксования при
регулировании гидравлического режима.
Для уменьшения прососов газа из камер коксования в отопительную сис-
тему разрежение в последней должно быть возможно меньшим. Этому усло-
вию соответствует гидравлический режим, при котором давление вверху
смотровых шахточек обогревательных каналов равно атмосферному или на
2 - 3 Па выше его. При более высоком давлении вследствие утечки газов в
атмосферу происходит перегрев верха батареи, осмоление стенок смотровых
шахточек, ухудшение условий труда наверху батареи. При поддержании под
крышками смотровых шахточек разрежения происходит подсос воздуха из
атмосферы, что приводит к охлаждению кладки, попаданию угольной пыли в
вертикалы, увеличению гидравлического сопротивления отопительной сис-
темы.
Важным параметром гидравлического режима коксовых печей является
давление в подсводовом пространстве регенераторов. На восходящем потоке
разрежение в глазке регенератора равно так называемому «гидростатическо-
му напору» (3] за вычетом гидравлического сопротивления косого хода
162
яла Разрежение в глазке регенератора зависит от высоты печей, вида
веР (|тельного газа, температуры продуктов горения и окружающего воздуха
°Т°оставзяет в зависимости от этих условий 30 - 60 Па. На нисходящем пото-
И гидравлическое сопРотивление вертикала и косого хода суммируется с
Гидростатическим напором», поэтому разрежение в подсводовом простран-
тве регенератора больше, чем на восходящем потоке.
Разность давлений (разрежений) в подсводовом пространстве регенерато-
ов работающих на разноименных потоках, примерно равна общему гидрав-
лическому сопротивлению спаренных вертикалов и косых ходов. Поэтому
замеры разрежения в глазках регенераторов могут использоваться для кон-
троля состояния кладки верхней части отопительной системы.
5.2 Уравнение Бернулли для газов
При движении жидкостей и газов в каналах переменного сечения, произ-
вольно расположенных в пространстве (рис. 5.1), происходят превращения
одних видов энергии в другие в соответствии с законом сохранения энергии.
Рис. 5.1- Схема движения жидкости в канале произвольной формы
Пусть , Р2 - давление жидкости в сечениях 1 и 2, На;
Л1 , ,	,	_ JVI
‘ средняя скорость жидкости в сечениях 1 и 2, —;
с
21, ^2 - расстояние от центра тяжести сечений 1 и 2 до произвольно
выбранной горизонтальной плоскости отсчета, л»;
г, ,	кг
Р - плотность жидкости, —-.
По	1<3
ная внешняя энергия несжимаемой жидкости включает следующие
вставляющие:
163
- потенциальную энергию положения относительно плоскости
Pgz.
Дж
отсчета
Дук'
-	потенциальную энергию давления Р, ——;
лг
7
ы  р Дж
-	кинетическую энергию---.
2 лг
В соответствии с законом сохранения полная энергия вязкой жидкости в
сечении 2 равна полной энергии жидкости в сечении 1 за вычетом энергии
затраченной на преодоление гидравлических сопротивлений канала. Для
1 .и3 жидкости уравнение баланса энергии имеет вид:
саг р	„ йЛ  р
p g  Я + Р\ + - -P g -Z2 + р2 + “7, +	(5.1)
.и
2'
где g - ускорение силы тяжести, —
с
SPnom ’ потеРи давления (энергии) жидкости на преодоление гидравли-
дж
ческих сопротивлений, Па или .
.и3
Это уравнение называется уравнением Бернулли для вязкой несжимаемой
жидкости.
Если разделить все части уравнения (5.1) на pg (вес 1 .и3 жидкости), то
получим уравнение баланса энергии для единицы веса жидкости, то есть для
1 Н\
Р\ ,
pg 2 g
у
Р1	(Оу .
----- + ~------+ hlMlll 	(5-2)
pg 2 g
Все слагаемые этого уравнения имеют размерность
Дж
Н
и получи-
ли в гидравлике названия соответствующих напоров [7], а именно:
z - геометрический напор или нивелирная высота, м ;
Р
-----статический (пьезометрический) напор, м;
Pg
-----скоростной (динамический) напор, .и;
2 g
164
_ —М- - потерянный напор, то есть энергия, затраченная на пре-
одоление гидравлических сопротивлений, м.
Уравнения (5.1) и (5.2) справедливы также для газов (сжимаемых жидко-
стей) при условии, что их плотность изменяется незначительно при движе-
нии вдоль канала.
Особенностью движения газов в отопительной системе коксовых печей
является то, что оно происходит под действием естественной тяги, создавае-
мой дымовой трубой. Так как общий перепад давлений в системе не превы-
шает 60 - 70 Па, то абсолютное давление газов меняется незначительно и
практически не влияет на их плотность. Однако из-за значительного измене-
ния температуры в различных зонах отопительной системы плотность газов
существенно меняется, поэтому в уравнениях Бернулли, представляющих
энергетический баланс потока, необходимо учитывать также работу расши-
рения (сжатия) газов.
Рассмотрим баланс энергии для 1 кг газа при перемещении из сечения 1 в
сечение 2 (рис. 5.1). Разделив уравнение Бернулли (5.1) для несжимаемой
жидкости на ее плотность, получим уравнение баланса энергии для единицы
массы, то есть для 1 кг жидкости:
fl <У?	fl2 <У2 Afl,,.,,,
g-Z] + — + — = g • z2 + — + — + —
p 2	p	2 p
Для сжимаемой жидкости (газа) в левой части уравнения необходимо
учесть работу расширения (сжатия) газа, обусловленного изменением его
температуры.
Для 1 кг газа она равна:
v2 m
4= f Pdv= f Pd - ,
v p \P)
i	i
I	3
где d —	-	Л1
v------ удельный объем газа, —;
P	кг
P\' Pi - плотность газа в сечениях 1 и 2 соответственно, .
П	™
оскольку изменение абсолютного давления газа на отдельных участках
^т"ительной системы не превышает 10 - 20 Па, то его значение можно счи-
п°стоянным и равным среднему арифметическому этих давлений:
2
165
Тогда:
А =
Р\+Р2
2
1 _ И
Р2 Р\)
а уравнение баланса энергии для 1 кг газа примет вид:
Р\ , Р\+Р2
Р\ %
2
J______1_
Р2 Р\
Ру	(Оу	&Р.,,..,,
- g • z2+—+ —+—~
Р2 2	Рер
где рс/) - среднее значение плотности газа при перемещении по каналу из
1	п кг
сечения 1 в сечение 2, —- .
м'
Раскрыв скобки в левой части уравнения и разделив переменные Рх и
получим:
Pi Pi Р\	2	^2	^2 АРП()т
gzi+—+—1--------—+ —= g-z2+ —------— + —— + — +—
P\ 2 • Z?2 2 • p\ 2	p2 2 • p2 2- px 2 pcp
или
S • *1 + P\
2	2
P\ + P2 . ®1 _ „ _ , о A + Pl . ы2 . ЬРпот
2  A P2 2	”	2  A  P2 Pep
Обозначим:
A + P2 _ 1
2' A ’ Pl Pep
Величина:
n -	2	_ 2 A)' ro
Pcp _L+_L T\+T2
p\ Pi
(5.3)
представляет собой среднюю гармоническую плотность газа на рассматри-
ваемом участке отопительной системы, то есть плотность газа при средней
температуре.
Тогда уравнение баланса энергии для 1 кг газа можно представить в виде-
Р1 +°^ -S.Z1+ Р2 + Ш2 4	;	(5.4)
Рер 2	Рер 2 Рер
166
а для
1 м3 газа при средней плотности рср:
£Ур Реп	Реп
Pep -S^P\+	= Pep g^ + Pl+	• (5-5)
Таким образом, уравнение Бернулли для газов (5.5) формально совпадает
с уравнением Бернулли (5.1) для несжимаемых жидкостей. Отличие заключа-
ется лишь в том, что в уравнении (5.5) фигурирует среднегармоническое зна-
чение плотности газа, определяемое по уравнению (5.3). Уравнение Бернулли
используется для определения давления газов в различных точках камер кок-
сования и отопительной системы, а также для расчета дымовой трубы.
5.3 Особенности распределения давлений в отопительной системе
коксовых печей
Так как изменение давления газов при движении в отопительной системе
коксовых печей не превышают 5-6 десятитысячных от абсолютного давле-
ния, то применение уравнения Бернулли (5.5) представляется весьма неудоб-
ным. Поэтому при расчетах гидравлического режима коксовых печей пред-
почитают использовать разность между абсолютным давлением газов в ото-
пительной системе и абсолютным давлением окружающего воздуха в данном
горизонтальном сечении, называемую избыточным давлением, или разность
между абсолютным давлением окружающего воздуха и абсолютным давле-
нием газов в отопительной системе в данном горизонтальном сечении, назы-
ваемую разрежением.
Поскольку во всех точках отопительной системы абсолютное давление га-
зов ниже абсолютного давления окружающего воздуха, и на практике для
контроля гидравлического режима коксовых печей обычно определяют раз-
режение в различных точках отопительной системы, являющееся положи-
тельной величиной, то целесообразно для дальнейших расчетов в уравнение
Бернулли ввести значения разрежения в различных точках газового потока.
Составим уравнение Бернулли для восходящего потока газа в вертикаль-
ном канале между сечениями 1 и 2 (рис. 5.2) и уравнение статики для окру-
Жающего воздуха между теми же сечениями:
2	2
А-2 g Zj + Р ] +^1. А-2 =	2 . g ,г2 + р г + ^2 +др| :г (5 6)
Р„ S Zi + ^.i =Р„ gZ2 + P,:2 -	(5.7)
167
Рис. 5.2 - Схема движения газа в вертикальных каналах
где р„ - плотность окружающего воздуха, —-;
лг
. « кг
/?|_2 - среднегармоническая плотность газа между сечениями 1 и 2, —Н
л?
ДА-2  потери давления на преодоление гидравлических сопротивлений
между сечениями 1 и 2, Па .	
Вычтя уравнение (5.6) из уравнения (5.7), получим:	
2
(а~А-2) • Z1 +(^i-Л-i)—=
„2 Л
= (а, - А -2 ) • К  Z2 + (А<2 - Р. 2 )-~	-2	(5-8)
Рассмотрим физический смысл отдельных членов уравнения (5.8). Первое
слагаемое представляет собой избыточное давление в соответствующем се-
чении вертикального канала, сообщающегося с атмосферой внизу и закрыто-
го сверху, то есть при а\ =0,	=0 и ЛА-2 =0- Это давление обусловлено
действием на нагретый столб газа выталкивающей силы Архимеда, пропор*
циональной его высоте, и поэтому может быть названо давлением Архимед
или геометрическим подпором.
Обозначим давление Архимеда:
168
p+ = (p„-p.)gz’
кг
плотность газов, движущихся в канале, — .
где Р '	м
р -const и р = const, то градиент этого давления по высоте кана-
ла:
dP i \
—- = (P,I-P.)g=cnns>'
а прирашение давления Архимеда (геометрического подпора) на участке вы-
сотой AZi -2 ~ г2 ~Z1 '
ЛР+ =——-Azi-2=(Pe-p. ) g ^2-Zl) •
dz
В некоторых работах по гидравлике коксовых печей величину
-р ) g (z2 — ’i) называют геометрическим напором |1] или гидростати-
ческим напором [3], что не вполне правомерно, поскольку в гидродинамике
эти термины выражают соответственно потенциальную энергию положения
и потенциальную энергию давления единицы веса жидкости.
Второе слагаемое уравнения (5.8) (Prtl -Р '.]) представляет собой разреже-
ние в данном сечении вертикального канала при заданных параметрах потока
(рис. 5.2).
Обозначим:
{Р,Л-Р.Л)=Р\ и(/’„2-/’2)=/’2-
Тогда уравнение (5.8) можно представить в виде:
2	2
(р.-А-2)-8 +	s +
2	£
или после решения относительно разрежения в конце рассматриваемого уча-
стка (по направлению движения потока газа):
р2- Г-(А ~Pi-2)• g ^.-2 +	Р|~2 + АР!-2.	(5-9)
где п	л кг
 среднегармоническая плотность газа на участке 1-2, —у»
ЛГ
169
Д<|_2 =Z2-Z1 >0 - разность уровней сечений 2 и I относительно плос
кости отсчета, то есть разность геометрических на
поров в сечениях 2 и 1, и;
ДР|_2 - потери давления на преодоление гидравлических сопротивлений
на участке 1-2, Па.
Для нисходящего потока газа между сечениями 3 и 4 (рис. 5.2) аналогич-
ным образом получим:
Р4= Р3-(р,,.-/?3-4) g  Az3_4+^—4 + Д/3_4,	(5.10)
_ . кг
где р3_4 - среднегармоническая плотность газа на участке 3-4, —-;
.м3
Az3_4 = z4 - z3 < 0 - разность геометрических напоров в сечениях 4 и 3,
л<;
A/J3_4 - потери давления на преодоление гидравлических сопротивлений
на участке 3-4, Па.
Как видно, уравнения (5.9) и (5.10), описывающие распределение давле-
ний в восходящем и нисходящем потоках отопительной системы, тождест-
венны и могут быть представлены в общем виде:
Р7= Р7-}-(рв-р^8^+^^^- + ^,	(5.11)
кг
где Pi - среднегармоническая плотность газа на данном участке, —-г.
м3
Для восходящего потока дифференциал геометрических напоров
Az, =z,+i -z, >0, поэтому разрежение на рассматриваемом участке снижа-
ется, а на нисходящем потоке Az, <0, поэтому разрежение растет на абсо-
лютную величину дифференциала давления Архимеда на данном участке
Л7’+=(Л-А) S-kj.
Гидравлические сопротивления в данном канале увеличивают разрежение
как на восходящем, так и на нисходящем потоках.
11 -со2]-о
Приращение кинетической энергии газа \ ,+1	' / происходит за
счет его потенциальной энергии, то есть за счет уменьшения абсолютного
давления. Поэтому увеличение скорости газа на данном участке приводит
при прочих равных условиях к увеличению разрежения.
170
4 Г дравлические сопротивления в отопительной системе
мином «гидравлические сопротивления» понимают элементы гид-
П°Д ской сети, при перемещении через которые вязкие жидкости теряют
Равли потенциальной энергии. Различают два вида гидравлических со-
часть своей им
П^И™противления трения, представляющие собой прямые каналы посто-
янного сечения и формы, при движении по которым жидкость теряет
часть своей энергии на преодоление сил трения о стенки;
- местные сопротивления - элементы сети, в которых происходит рез-
кое изменение скорости движения жидкости по величине или направ-
лению, в результате чего часть энергии затрачивается на вихреобразо-
вание.
Основные сведения о методах расчета потерь давления (энергии) при пе-
ремещении жидкостей в трубопроводах приведены в п. 2.7.
При турбулентном режиме движения газов в кирпичных каналах более
точные значения коэффициента трения дает формула Н.Н. Доброхотова:
. _ 0,175
(5.12)
Потери напора на трение в распределительных и сборных каналах, в кото-
рых количество движущихся газов равномерно убывает или нарастает по на-
правлению потока, можно определить путем интегрирования уравнения Дар-
си (2.1) по длине канала.
Пусть (рис. 5.3):
I - длина распределительного канала,
®тах ” максимальная скорость газа в начале канала,
со - скорость газа на расстоянии х от начала канала.
Потери давления на трение на участке dx:
dP = A-^^
d 2
Скорость газа на расстоянии х от начала канала:

I
Тогда:
Jp = . d* ытах ' Р Г /_
d 2	\ I )
171
tttttttttttt
Рис. 5.3 - Схема движения газов в распределительном канале
После интегрирования последнего уравнения по длине канала получим:
3 d
(5.13)
Наиболее распространенными видами местных сопротивлений в отопи-
тельной системе являются внезапные или плавные расширения, внезапные
или плавные сужения, а также повороты (отводы) потока под определенным
углом (рис. 5.4).
Коэффициент сопротивления внезапного расширения зависит от отноше-
ния меньшего и большего сечений канала и режима движения газа. Его зна-
чения приведены в таблице 5.1. (В этой таблице и далее по тексту для вне-
запных и плавных расширений и сужений коэффициенты сопротивления от-
носятся к скорости газа в меньшем сечении).
При значениях критерия Рейнольдса Re > 3500 (автомодельный режим)
коэффициент сопротивления внезапного расширения можно определить по
формуле:
(5.14)
где - площадь меньшего сечения канала, м2;
S(- - площадь большего сечения канала, м2.
При плавном расширении канала (диффузор) коэффициент сопротивления
можно рассматривать как сумму коэффициентов сопротивления расширения
и трения:
ъ<>иф <Р' £внр
Стр
(5.15)
Поправочный множитель (р, называемый коэффициентом полноты гид-
равлического удара, представляет собой отношение потерь давления при
плавном и внезапном расширении.
172
Рис. 5.4 - Виды местных сопротивлений в отопительной системе:
а - внезапное расширение канала; б - плавное расширение канала (диф-
фузор); в - внезапное сужение канала; г - плавное сужение канала (кон-
фузор); д - внезапное сужение и расширение (диафрагма); е - внезап-
ный поворот канала; ж - плавный поворот канала; з - Z-образный пово-
рот канала; и - П-образный поворот канала.
Таблица 5.1 - Значения коэффициентов сопротивления при внезапном
расширении
Re			5 S	И о		
—		0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6
10 100 1000 3000 .Л3500	3,1 1,7 2,0 1,0 0,81	3.1 1,4 1.6 0,7 0,64	3,1 1,2 1,3 0,6 0,5	3,1 1,1 1,05 0,4 0,36	3,1 0,9 0,9 0,3 0,25	3,1 0.8 0,6 0,2 0,16
173
Таблица 5.2 - Значения коэффициентов сопротивления при внезапном
жении	СУ'
Re	S,-,					
	0.1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6
10	5.0	5,0	5,0	5,0	5,0	5,0
100	1,3	1,2	1,1	1,0	0,9	0,8
1000	0,64	0,5	0,44	0,35	0,3	0,24
10000	0,5	0,4	0,35	0,3	0,25	0,2
>10000	0,45	0,4	0,35	0,3	0,25	0,2
При равномерном поле скоростей во входном сечении (длинный прямой
канал) и угле расширения диффузора а < 40°:
(р = к-
(5.16)
где к = 3,2 для конических и плоских диффузоров,
к = 4,0 для пирамидальных диффузоров.
Коэффициент сопротивления трения в диффузоре определяется по форму-
ле:
о а
8sin —
(5.17)
2
При внезапном сужении канала коэффициент сопротивления также зави-
сит от соотношения сечений и режима движения. Его значения приведены в
таблице 5.2.
При Re > 10000 (автомодельный режим):
(Гвнс.=0,5.
(5.18)
При постепенном сужении канала (конфузор) коэффициент сопротивле-
ния также можно представить как сумму коэффициентов сопротивления су-
жения и трения £п,р.
174
si - Значения коэффициента к в формуле (5.19)
Таблица	_________________________________
—77 d		Угол сужения а, град		
	10	40	60	100
	0,45 0,39 0,27	0,36	0,30	0,42
—ТоГ 0,1 0,6		0.25 0,13	0,18 0,12	0,27 0,23
Таблица 5.4 - Значения коэффициентов сопротивления при резких пово-
ротах потока
Х^актеристика труб	У гол поворота а, град						
	5	10	15	30	45	60	90
Гладкие	0,02	0.1)3	0,04	0,13	0,24	0,47	1,13
Шероховатые^	0,03	0,04	0,06	0,17	0,32	0,58	1,20
Коэффициент сопротивления сужения:
5
= к- 1----
S
(5.19)
где к - коэффициент, зависящий от угла сужения а и отношения длины
конфузора / к его эквивалентному диаметру в узком сечении dt.
Значения коэффициента/: приведены в таблице 5.3.
п я	1
при больших значениях —:
d,
. = 0,5sin—| 1- —
• *	2 I S-
(5.20)
Коэффициент сопротивления трения в конфузоре определяется по форму-
ле (5.17).
Значения коэффициентов сопротивления при резком повороте потока в
круглых трубах приведены в таблице 5.4.
При плавных поворотах с закруглением коэффициент сопротивления за-
висит от радиуса закругления и определяется по формуле:
п<и<
0,131 + 0,16
3,5
(5.21)
а
90 ’
175
где d - диаметр канала, м;
R - радиус закругления, .и;
а - угол поворота, град.
Важными элементами отопительной системы, оказывающими больщ
влияние на распределение газов по сечению насадки в регенераторах, ян-1я
ются колосниковые решетки.
Анализ уравнения Бернулли для потока газа в подовом канале показывает
что абсолютное давление в нем нарастает от газовоздушного клапана к раз'
делительной стенке между коксовой и машинной сторонами как на восходя
щем, так и на нисходящем потоках. Поскольку давление над колосниковой
решеткой практически постоянно по длине регенератора, то перепад давле-
ний в решетке на восходящем потоке растет от входа в подовый канал к оси
батареи, а на нисходящем потоке падает. Поэтому при цилиндрической фор-
ме отверстий в решетке, коэффициент сопротивления которых не зависит от
направления потока в них, нельзя обеспечить равномерное распределение га-
зов за счет изменения сечения отверстий по длине решетки.
Для решения этой задачи И.М. Ханин предложил у входа в регенератор
устанавливать решетку с конфузорными отверстиями (коническими отвер-
стиями, расширяющимися вниз), а на противоположном конце - решетку с
диффузорными отверстиями (коническими отверстиями, расширяющимися
вверх). Так как коэффициент сопротивления диффузора больше примерно на
30 %, чем конфузора, то сопротивление решетки на восходящем потоке возле
газовоздушного клапана меньше, чем у разделительной стенки, а на нисхо-
дящем потоке сопротивление решетки возле клапана больше, чем у раздели-
тельной стенки. Такая конфигурация отверстий в колосниковой решетке по-
зволяет улучшить распределение газов в насадке по длине регенератора и по-
высить эффективность теплообмена в нем.
Значения коэффициентов сопротивления отверстий в колосниковой ре-
шетке для печей с боковым подводом отопительного газа приведены в таб-
лице 5.5.
Для печей с нижним подводом газа коэффициенты сопротивления регули-
руемых отверстий зависят от толщины регистров (таблица 5.6).
Таблица 5.5 - Коэффициенты сопротивления отверстий в колосниковых
решетках
	Форма отверстий		
Направление по- тока	Конические с расширением вниз (конфузорные)	Цилиндрические	Конические с расширением вверх (диффузорные)^
Восходящий Нисходящий	1,1-1,2 1,7-2,0	1,6-1,7 1,4-1,5	2,0-2,2 1,15-1,3___
176
|	5 6 - Коэффициенты сопротивления отверстий в колосниковой
Таблица  решетке для печей с нижним подводом газа
	Нерегулируемые	Регулируемые отверстия в массовых		
Направление	отверстия в	секциях при толщине регистра, лш		
потока	крайних секциях	20	50	70
^Восходящий	3,15 1,90	2,15 1,80	1,90 1,80	1,60 1,30
~				
Более полная информация о коэффициентах местных сопротивлений при-
ведена в приложении 10.
Потеря давления в насадке регенераторов определяется по формуле Фин-
лейсона-Тейлора:
2
— ,	(5.22)
"<« rfl,25 2	273
где Н - высота насадки, м ;
d - эквивалентный диаметр насадки, м;
а0 - скорость газа в насадке, приведенная к нормальным условиям,
з
нм
кг
р0 - плотность газа при нормальных условиях, —т-;
НМ
Т - средняя температура газов в насадке, К.
5.5 Распределение давлений в
сборных и распределительных каналах
в сборных и распределительных каналах
или убывание расхода газов и, следова-
усложняет структуру потоков и определе-
Особенностью движения газов
является постепенное нарастание
тельно, скорости их движения, что J________ _rJ _,rJ ______________r_„___
кие потерь давления. К таким каналам в отопительной системе коксовых пе-
чей относятся горизонтальные каналы (корнюры) для подачи коксового газа
вертикалы, подовые каналы регенераторов, борова для отвода продуктов
°рения из обогревательных простенков.
ределение давлений в подовых каналах регенераторов оказывает
венные ВЛИЯИИе |,а Распределение газов в насадке и накладывает опреде-
вьппе 1е-.1^>е^ования к конструкции колосниковых решеток, о чем говорилось
вне<- ы к ,ачительнь|й вклад в изучение движения газов в сборных каналах
Ханин 132, 33].
177
a - в распределительном канале;
б - в сборном канале.
Рассмотрим распределение давлений по длине распределительного и
сборного каналов (рис. 5.5).
Составим уравнение Бернулли для потока газов в распределительном ка-
нале (рис. 5.5а):
2	2
P) + ^l£^p+^_£ + AP)ii.....	(5.23)
где ДР,,,,,,, - потери давления на трение на участке от начала потока до рас-
сматриваемого сечения, Па.
Изменение давления на рассматриваемом участке:
p_p0Je™-“2)p_Mh......... .	(5.24)
Потери давления на начальном участке длиной х можно представить как
потери давления во всем канале длиной / за вычетом потерь давления на
участке 1 — х:
'У	у
.	(5.25)
3 d 2	3 d 2
178
I Юдставив
(5.25) в (5.24) и принимая во внимание, что <y=twmax
1-х
I '
получим:
2
„ _£^па<£
/’-/’о-	2
1-
2‘
2 Р
max г
2
1-
или
2	/	\	2	/
п_р '^/2--I ---2 - fi,max Z?- 1 —fl ——
0	2	IJ I 3 d 2 I I
(5.26)
Первый член в правой части уравнения (5.26) представляет собой измене-
ние кинетической энергии 1 л/3 газа при перемещении от начала канала до
выбранного сечения, которое соответствует увеличению потенциальной
энергии 1 л<3 газа (давления) в этом сечении. Учитывая, что часть кинетиче-
ской энергии газа, который выводится из потока на участке длиной х, также
превращается в потенциальную энергию оставшегося газа, необходимо вве-
сти в этот член поправочный множитель к >1. Тогда:
Р~Р0 =
^inax' Р
2
(5.27)
Для потока газов в сборном канале на участке длиной х (рис. 5.56) уравне-
ние Бернулли можно представить в виде:
2	>
р + £Лпах Р +	- Р+10 ' Р
<>	2	+ ш1ют ' +	2
Изменение давления на рассматриваемом участке:
Р-Р^

Это
\Р ° уравнение отличается от уравнения (5.24) только знаком перед
осле аналогичных преобразований окончательно получим:
Р-Рр^Утах Р
2
к-
х \ . I
- + --Л —
I 3 d
1-
(5.28)
179
По экспериментальным данным [1] для распределительных каналов по
правочный множитель к = 1,05 -1,15, а для сборных к -1,9 - 2,0. Более высо-
кие значения множителя к для сборных каналов объясняются тем, что к-и.
	„	, -чм кине-
тическая энергия входящих потоков в большей степени превращается в по
тенциальную энергию газа, чем в распределительных каналах кинетическая
энергия выходящих потоков.
Обозначим величину, заключенную в скобки, буквой £:
к-
I 3
Тогда изменение давления в подовом канале на участке от газовоздушного
клапана до произвольного сечения определяется выражением:
2
Р-Р0 = С
Определим давление в подовом канале регенератора в разных точках с
шагом Дх = 0,1  I на восходящем потоке при следующих условиях:
- количество воздуха, подаваемого в регенератор,.............0,1592
с
-	плотность воздуха, —-.................................1,28
нм3
-	температура воздуха, С.................................50
-	сечение подового канала, л/2...........................0,144
-	эквивалентный диаметр канала, м .......................0,38
-	длина подового канала, м...............................6,9
Максимальная скорость воздуха в подовом канале, приведенная к нор-
мальным условиям (0 С, 760.ни рт.ст.)'.
v°
г
^ = 1,106
0,144	.и2, с
Критерий Рейнольдса для потока воздуха в подовом канале:
Re = ^ d> pe =	= 1,106 0,38 1,28 = 27170 .
А,	Д,	19,810’6
Коэффициент трения определяем по формуле (5.12):
180
О175_ ОЛ?5—= 0051
Re0'12 2717O0,12	’	'
Кинетическая энергия 1 .и3 воздуха
Uax)2 A° Т _ (1.106)2 • 1,28 273 + 50
2
на входе в подовый канал:
Д^тах’ Р[
2
= 0,926 Па .
273	2	273
Тогда при - = 0,1 получаем:
£ = 1,1-(2-0,1)0,1 —0,051 — [1 -(1 -0,1)3]= 0,1253 .
3	0,38
Изменение давления в подовом канале на рассматриваемом участке:
2
p_po = ^._!I!axJ±«_ = o<i253 O,926 = O,116 Па .
Результаты расчетов для различных сечений подового канала приведены в
таблице 5.7.
Аналогичные расчеты проведем для нисходящего потока по уравнению
(5.28)	при следующих исходных данных:
нм3
- количество продуктов горения,...........................0,1791
с
кг
-	плотность продуктов горения, —- ........................1,21
НАГ
-	температура продуктов горения, °C.......................370
-	сечение подового канала, и2 ............................0.144
аблица 5.7 - Разность давлений в произвольном сечении канала (Р) и
возле клапана (Pq) на восходящем потоке
X	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0,6	0,7	0,8	0,9	1,0
	0,125	0,245	0,358	0,462	0,555	0,635	0,701	0,750	0,781	0,791
	0,116	0,227	0,332	0,428	0,514	0,588	0,649	0,695	0,723	0,732
181
- эквивалентный диаметр канала, л<
- длина подового канала, м......
0,38
6,9
Максимальная скорость продуктов горения в подовом канале возле
воздушного клапана:
о V,?. 0,1791 нм3
~-----= 1,244 —------
SK 0,144	м2.с
и.
Критерий Рейнольдса для потока продуктов горения в подовом канале:
Re _ ^тпах Г Ри.
1,244 0,38 1,21
= 23252 .
24,6-10-6
Коэффициент трения:
0,175
23252 °’12
= 0,052 .
Кинетическая энергия
нала:
1 .и3
продуктов горения на выходе из подового ка
2
^тах' Риг
2
I2 „о
J Риг
2
Т 1,2442-1,21 273+370
273
= 2,205 Па .
273

2
Коэффициент :
С = 1,95- 2--
I I
-- + -0,052--^--
/ 3	0,38
з
1- 1--
I I
3
/
= 1,95- 2— - — + 0,3147 •
I I I
1- 1--
I /
Результаты расчетов для различных сечений подового канала с интерва-
лом Лл = 0,1/ приведены в таблице 5.8.
На рисунках 5.6 и 5.7 данные таблиц 5.7 и 5.8 представлены в графическо
виде. Из этих данных видно, что давление в подовом канале растет от газо
воздушного клапана к оси батареи на восходящем потоке примерно на 0,
Па, а на нисходящем - на 4,0 Па. При этом на восходящем потоке макси
мальный перепад давлений в колосниковой решетке (APmax) отличается от
182
5.8 - Разность давлений в произвольном сечении канала (Р) и
возле клапана (Ро) на нисходящем потоке
Таблица
Л 7	0,1	0,2	0,3	0,4	0,5	0.6	0,7	0,8	0,9	1,0
	0,456	0,856	1,201	1,495	1,738	1,932	2,081	2,184	2,245	2,265
Па	1,005	1,887	2,648	3,296	3,832	4,260	4,589	4,816	4,950	4,994
Рис. 5.6 - Распределение давлений в подовом канале на восходящем
потоке:
Л - давление в канале, Р р - давление над решеткой.
Минимального (&Pmin) примерно на 12 %, а на нисходящем потоке - на 86 %,
° обусловливает неравномерное распределение газов в насадке регенерато-
и требует соответствующего подбора размеров и формы отверстий по
цлинерешетки
183
Рис. 5.7 - Распределение давлений в подовом канале на нисходящем
потоке:
Рк - давление в канале, Р - давление над решеткой.
5.6 Пример расчета распределения давлений в отопительной системе
коксовых печей
Как уже говорилось выше, распределение давлений в отопительной систе-
ме оказывает большое влияние на процесс коксования и срок службы коксо-
вых печей. При повышении давления в вертикалах возможны прососы про-
дуктов горения, содержащих кислород, в камеры коксования, что вызывает
горение кокса возле стенок и ускоренный износ кладки. При значительном
перепаде давлений между камерами коксования и обогревательными про-
стенками растут потери прямого коксового газа из-за прососов через неплот-
ности кладки.
Поэтому при проектировании коксовых печей производится гидравличе-
ский расчет с целью определения гидравлических сопротивлений отдельных
элементов отопительной системы и значений давлений в различных ее точ
ках. При отклонении давлений в контрольных точках от установленных реГ
ламентом значений производится повторный подбор формы и сечений Р
184
каналов с целью снижения гидравлических сопротивлений до прием-
смого уровня.
Ле указанные расчеты производятся обычно для отопительной системы кок-
й стороны батареи, где гидравлические сопротивления выше из-за боль-
C<ei о расхода газа и воздуха в обогревательных каналах.
1ие^иже приводится пример расчета распределения давлений в отопительной
системе коксовых печей системы 1 IBP с полезным объемом камер коксова-
ния 30 л/ при обогреве коксовым газом.
Отопительный полупростенок коксовой стороны батареи содержит 14
парных вертикалов, 7 из которых работают на восходящем потоке и 7 - на
нисходящем. Для удобства расчета принимаем, что на восходящем потоке
воздух проходит 14 коротких косых ходов, а на нисходящем потоке продук-
ты горения проходят 14 длинных косых ходов.
Исходные данные для этого примера взяты из расчета процесса горения
коксового газа в обогревательных каналах (см. п. 3.2) и расчета регенерато-
ров (см. п. 4.2):
-	расход влажного воздуха на один регенератор
.,0 -М3
коксовой стороны V,, , —..................................0,1592
с
0 кг
- плотность влажного воздуха p,t, —-.........................1,28
-	расход продуктов горения на один регенератор
з
коксовой стороны V".,....................................0,1791
с
-	плотность продуктов горения р°,,	....................1,21
НЛГ
-	атмосферное давление Р,, Па (мм. рт. ст.)..........98727,8	(740)
^Распределение температур в отопительной системе приведено в таблице
Вязкость воздуха и продуктов горения при указанных в таблице 5.9 тем-
пературах можно определить по формуле Сатерленда:
о 273 + С ( Т У’5
Р = р-------------
Т + С {213
(5.29)
- коэффициент динамической вязкости газа при 0°С и атмосферном
Давлении, Пас;
 постоянная Сатерленда;
средняя температура на данном участке, К.
значения ifi с
Р ис для различных газов приведены в таблице 5.10.
185
Таблица 5.9
- Температура воздуха и продуктов горения в
участках отопительной системы
Различных
Наименование участков	Интервал температур, С	Средняя темпепат^ГЛ	
		°C	К
Восходящий поток			-—.
1. Подовый канал регенератора	30-50	40	31Т~
2. Колосниковая решетка	40-60	50	323
3. Насадка	60-1207	633,5	90бУ~
4. Подсводовое пространство регенератора	1207- 1215	1211	1484
5. Косой ход	1215 - 1225	1220	1493~~
6. Обогревательный канал	1350- 1650	1500	1773 ~
7. Смотровая шахточка	1600- 400	1000	1273~
Нисходящий поток			
8. Перевальное окно	1650- 1600	1625	1898
9. Обогревательный канал	1600 - 1360	1480	1753
10. Косой ход	1360-1340	1350	1623
11. Подсводовое пространство регенератора	1340- 1320	1330	1603
12. Насадка	1320-380	850	1123
13. Колосниковая решетка	380	380	653
14. Подовый канал	380 - 360	370	643
Таблица 5.10 - Значения динамической вязкости /2° и постоянной
Сатерленда С
Название компонента	Химическая формула	/2° 106, Па с	С
Воздух		17,3	124
Кислород	о2	20,3	131 	_
Азот	^2	17,0	114
Водяной пар	Н2О	8,2	961
Диоксид углерода	со2	13,7	254
Оксид углерода	со	16,6	100
Водород	«2	8,4	73 __.
Метан	сн4	10,3	162_____
Этилен	с2н4	9,8	241______^J
186
Вязкость продуктов горения при
О С определяется по формуле:
Ч,.- _f>,-4
А?.- <=1 А,°
(5.30)
е Л/ - средняя молекулярная масса продуктов горения;
*/. - молекулярная масса i-ro компонента смеси;
у. - объемная доля i-ro компонента в смеси;
«9 - динамическая вязкость i-ro компонента при 0 °C, Па с,
п - число компонентов.
Средняя молекулярная масса продуктов горения коксового газа приведен-
ного выше состава (табл. 3.5):
Л/„,. = Е (у, ' Mi) = °’064'44 + °’696'28 + 0,0424'32 + 0’2012 18 = 27,1 .
i=l
Тогда:
27,1 f0,064-44 0,696 28 0,0424-32 0,2012 •18'1
I 13,7	17,0	20,3	8,2 J
откуда:
о =271101=	6
1,849
Постоянная Сатерленда для продуктов горения:
С«.- ~ Ё (у, • С;-) = 0,0604 - 254 + 0,696 114 + 0,0424 131 + 0,2012 961 = 293,6 .
1=1
в последующих расчетах для определения вязкости воздуха и продуктов
горения используются формулы:
„ _17ч 1П-б 273 + 124 ( Т V-5 6868,1 10-6 ( Т V'5
Г + 124 U73J Г + 124	^273у ’
= 14,66- IO 6 - 273 + 293'6 f Т У’5 _ 8306,4-10'6 7 Т V'5
Г + 293,6 U73J Г + 293,6 C273J	7
187
Таблица 5.11 - Геометрические размеры элементов отопительной систем				
Название элемента	11ротя- женность, м	Размеры се- чения, м	Площадь живого сечения, .и2	Эквива- лентный Диаметр, м
Подовый канал	6,92	0,39x0,37	0,144	0,38"
Колосниковая решетка	0,102	0,066	0.0034	0,066
Насадка Подсводовое пространст-	2,31	-	1,296	0,031
во регенератора Сечение входа:	0,28	0,26x6,62	1,72	0,5
в короткий косой ход		0,254x0,1	0,0254	0,1435
в длинный косой ход Конусная часть:		0,288x0,1	0,0288	0,148
короткого косого хода	0,28	0,197x0,1	0,0197	0,1325
длинного косого хода	1,00	0,2x0,1	0,02	0,1335
Прямая часть: короткого косого хода	1,0	0,12x0,1	0,012	0,109
длинного косого хода	0,5	0,12x0,1	0,012	0,109
Сечение газовоздушного сопла (при средней тол- щине регистра 70 мм и		(0,320 - 0,04 -		
рассекателя 40 мм)		- 2-0,07)х0,095	0,0133	
Обогревательный канал	4,0	0,62x0,34	0,211	0,44
Перевальное окно Смотровая шахточка	1,8	0,401x0,284	0,114	0,333
Геометрические размеры элементов отопительной системы коксовых пе-
чей приведены в таблице 5.11. Размеры приняты на основе анализа различ-
ных конструкций коксовых печей с полезным объемом камер 30 .м3.
Значения разрежения в различных точках отопительной системы опреде-
ляем по формуле (5.11):
Л = Л-1 - (А - Р,)' g ' Az,- + j + АР,- .
Восходящий поток
/) Подовый канал
Для первого элемента отопительной системы в соответствии с перечнем,
приведенным в таблице 5.9:
188
_ р- разрежение на выходе из газовоздушного клапана в подовый
канал на уровне его оси.
Значение Д) будет определено из условия, что разрежение в верхней точ-
ке смотровой шахточки Pj = О Па.
Значение разрежения в середине подового канала на уровне низа колосни-
ковой решетки определяется по формуле:
Pl = Р(1 ~ (А “ А)-1) ’ g ' ^0-1 +	~	+ A^0-l •
Плотность атмосферного воздуха при t„ = 25 С:
А,=А?
-2Z3_A=1,28.^Z3_.™=1,142 “
t,: + 273 Ро	25 + 273 760	,и3
где Р„- атмосферное давление, равное для условий Донбасса 98727,8 Па
(740 мм рт.ст.).
Плотность воздуха при средней температуре в подовом канале
'0-1 =40 °C:
Ро-i -	'
273
'о-1 +273
^ = l,28.^Z3_.^ = 1)087 ^.
До 40 + 273 760 jh3
Разность уровней от оси подового канала до низа колосниковой решетки:
0,370
А<0-1 = ——— = 0,185 м.
Скорость воздуха на входе в подовый канал:
_ У° ' ('о + 273) Ро 0,1592 • (30 + 273)  760	. _ м
Sr273	Ра 0,144-273-740	с
гДе 5] =0,144 м2 - площадь вертикального сечения подового канала.
Скорость воздуха в среднем вертикальном сечении подового канала:
= 0,5. Y°fro-1 +273) Ъ =	0,1592 (40+ 273)-760 _ м
5]-273 Ра ’	0,144 273 740	’ с
189
Потери давления на трение в подовом канале от входа до его середин
определяем как разность потерь давления от входа до конца подового канал
ДР' и потерь давления от середины до конца канала ДР*:
2	2
ДР() , = ДР'-ДР* = 1-2'А	> ,Г.
0-1	3 dx 2	3	2 d} 2
Коэффициенты трения определяем по формуле Н.Н. Доброхотова:
_ 0,175
Re^'
Вязкость воздуха при средней температуре воздуха в подовом канале
40 °C:
6868,1 10”6
(273 + 40) + 124
273 + 40
273
1,5
= 19,29 10”6 Па с .
Значение критерия Рейнольдса для потока воздуха от входа до конца ка-
нала:
Re,^^Po-1. = ^6O38-l,O87 = 2698()
До-1 19,29 10”"
Тогда:
0,175
26980 012
= 0,051
Значение критерия Рейнольдса для потока воздуха от середины до конца
канала:
, ар0-1 0,6510,38 1,087
Re =—------------=------------т—
До-1 19,29 10”"
=13940 .
Тогда:
0,175
13940 0,12
= 0,056
1	6,92 1,26“  1,087 1	6,92
др , = - • 0,051 • —--------------------0,056-----------
3	0,38	2	3	2 0,38
0,6512 • 1,087 _
2
0,267-0,039 = 0,228 Па .
190
разрежение в середине подового канала на уровне низа колосниковой ре-
щетки 
Р- = />- - (1,142 -1,087) • 9,81 0,185 + (°-6512 ~ ^б2)'»-087 + 0 228 =
= Ро - 0,100 -0,633 + 0,228 = Pq- 0,505 Па .
2)	Колосниковая решетка
Разрежение над колосниковой решеткой определяется по формуле:
р2“ = /’Г - (а, - p\-i) g • Az,_2 +	Pi-2 + ДР12
Плотность воздуха при средней температуре Т]_2 =50 °C:
Р|.г=А».^_А=|,28._™_.«о = |да - .
<,_2 + 273 Р„ 50 + 273 760	„3
Толщина колосниковой решетки: Д+12 =0,102 м .
Вертикальная скорость воздуха под колосниковой решеткой при темпера-
туре q =40 °C:
_v°-(0+273) -Ро 0,1592 (40+ 273)-760 м
Sr-273-Pfl 2,5-273-740	с ’
г^е ^--0,37-6,75 = 2,5	- площадь горизонтального сечения подового
канала.
Скорость воздуха над колосниковой решеткой при температуре г2 =60 °C:
= Ч,0 (т>+273) -Р0 = 0,1592 (60+ 273)-760 _ м
52'273-Ра	2J5 273-740	’с’
Г 2 0,43 6,75 -0,95 = 2,75 м~ - площадь горизонтального сечения реге-
нератора над колосниковой решеткой за
вычетом площади сечения ножек кирпи-
Потеря а	ЧеЙ
Давления в колосниковой решетке определяется по формуле:
191
2
6У., ‘ Р\-7
^i-2=C„-!LY^
Коэффициент сопротивления цилиндрических отверстий в средней части
решетки £/t = 1,65 (табл. 5.5).
Скорость воздуха в отверстиях решетки при средней температуве
г1_2=50°С:
= У„°(г,+273)РО = 0,1592 (50+ 273) 760 = j j 85
n()llle S„„Ill -2'13 Pn 48 0,0034 273-740	’ с ’
•	-213Ра	48  0,0034  273  740
где Sol„„ =0,0034 ,м2 - площадь среднего сечения отверстия в колосниковой
решетке;
п(11П„ = 48 - число отверстий в колосниковой решетке.
Тогда потеря давления в колосниковой решетке:
ДР 2 = 1,65 1,185 1,053 = 1,220 Па .
1 2	2
Разрежение над колосниковой решеткой:
Р2 = Pf - (1,142 -1,053) 9,81 0,102 +
1 1,053 ,
—------+ 1,220 =
= Pf - 0,089 - 0,0001 +1,220 = Р{ +1,131 Па
или	Р2 =Рц-0,505+ 1,131 = ?о+0,626 Па .
3)	Насадка регенератора
Разрежение на выходе из насадки (в верхнем ее сечении) определяется по
формуле:
- Р2 ~(Рв~ Р1~зУ 8-AZ2-3	+ ДР2-3 •	'
Средняя температура в насадке регенератора:
60 + 1207
^2—3 —-----------— ЬЗ 3,D С
192
Плотность воздуха при средней температуре:
А-3 - Р"
273
‘ 273 + г2-з
Р
-И- = 1,28
Ро
-273 .Zjg = 0.375 ^.
273 + 633,5 760	,и3
Высота насадки регенератора: Дг2-з=2,31 .и .
Скорость воздуха в верхнем сечении насадки:
_ К° Гз + 273 Ро _ 0,1592 (1207+ 273)-760 П£ол.и
оъ. —	-----------— 0,684 — ,
S„lK. 273 Ра 1,296-273-740	с
1,296-273-740
гце Suuc w2 - площадь живого сечения насадки регенератора.
Потеря давления при входе воздуха в насадку (внезапное сужение) опре-
деляется по формуле:
Температура воздуха при входе в насадку: fev = 60 °C.
Коэффициент сопротивления входа в насадку:
^.v=O,5-fl-^Lo,5-fl-b^l = o,264
V s2 )	2,75)
Скорость воздуха в нижнем сечении насадки:
сп - V'-° /'-у+273 Рр 0.1592 (60 + 273)-760 П1сл м
S,uk 273 Ра 1,296-273-740	’ с '
1,296-273-740
1!лотность воздуха при температуре tux = 60 °C:
273 +г,
^ = 1,28-2Z3_.Z^ = i;022 -
Р„	273 + 60 760	^3
Тогда:
ДЛ;л. =0,264-°^42 |’022 = 0,003 Па.
Муле- еРИ давления ПРИ Движении воздуха в насадке определяются по фор-

<4 - А л-
2
2
193
APM<„-=0,12--^
d ,
г
анчс • Pl-3
2
Скорость воздуха в насадке при средней температуре ?2_3 = 633,5 °C:
У° 273 + Г2-3 рО _ 0,1592 (273+ 633,5)-760
S„ac 273 Ра ~	1,296-273-740
Тогда:
2 31
AP„at.=0,12-----
0,031125
0,4192 -0,375
2
= 0,701 Па .
Общие потери давления в насадке:
ДР2_3 = \Рвх + ДР,/Ж. = 0,003 + 0,701 = 0,704 Па .
Разрежение на выходе из насадки:
Р3 =Р2 -(1,142-0,375)-9,81-2,31 +
(0,6842 -0,0732)-0,375 |()7(И =
2
= Р2 -17,381 + 0,087 + 0,704 = Р2 -16,590 Па
или
р- = Ро + 0,626 -16,590 = Ро -15,964 Па 
4)	Подсводовое пространство регенератора
Разрежение вверху подсводового пространства определяется по формуле:
р4 = Р3~ - (р« ~ Рз-4) • £  ^3-4 + '^4	Р3~4 + АР3_4  I
Потеря давления при выходе воздуха из насадки в подсводовое простран-
ство (внезапное расширение) определяется по формуле:
194
коэффициент сопротивления выхода из насадки:
	] =fl~—"I =0,280,
ьм	-$ 4 J I 2,75 J
7
где 54 = 2,75 -и ' площадь сечения внизу подсводового пространства.
Плотность воздуха при температуре г3 = 1207 °C:
п _п<>	273 Ра _1 98	273	740 кг
г в 273 + t3 ро 213 + Yltfl 760 м3
Тогда:
Ы>„ых - 0,280 - °’684^0’23 = 0>015 Па
Плотность воздуха при средней температуре в подсводовом пространстве
/3_4= 121 ГС:
=	740 «г
273 + г3_4 Ро 273 + 1211 760 м3
Высота подсводового пространства: Дг3_4 = 0,28 м .
Скорость воздуха вверху подсводового пространства:
= Ч,° 273+ г4 Ро = 0,1592-(273+1215)-760
4 S„„	273 Ра 0,75-273-740
Потери
формуле:
где $вп ~ 0,75 л/2 - площадь сечения вверху подсводового пространства ре-
генератора (принята по чертежу коксовой батареи).
давления на трение в подсводовом пространстве определяются по
Лв _ 2 А?3-4 ®3-4’ РЗ-4
d4 2	•
Редняя скорость воздуха в подсводовом пространстве:
и3 4= К” . 273 + г3_4 Ро = 0,1592-(273+1211)-760
Scp 273 Ра ~	1,72-273-740
195
где Sc/, =1,72 м - площадь среднего сечения подсводовою пространства
генератора (табл. 5.11).	I fl
Вязкость воздуха при средней температуре в подсводовом простоя,
/3_4 =121 ГС:	танст^
6868,1-10-6
Аз-4-------------
1484+124
1484
273
1,5
= 54,13 10"6 Па-с .
Значение критерия Рейнольдса:
R «3-4 ^4 Рз-4 0,517 0,5 0,229 тол
не-------------------------------— = 1Q94
54,13-10’6
А 3-4
Коэффициент трения:
л_ 0,175
Re 0,12 1094 012
0,175
= 0,076 .
Тогда:
Л„ пп-,4 °’28 о,5172-0,229
A^»/>= 0,076 —---------—------= 0,001 Па .
Общие потери давления в подсводовом пространстве:
А/,3-4=^’«(„.г+А^„,/, =0,015 + 0,001 = 0,016 Па .
Разрежение вверху подсводового пространства:
Р4 =Р3 ~ (1442 - 0,229) 9,81 • 0,28 + (1’1882 °-6842)-0,229
2
+ 0,016 =
или
5) Косой ход
= Р3 - 2,508 + 0,108+ 0,016 = Р3--2,384 Па
^4 = ро -15,964 - 2,384 = Pq -18,348 Па .
Разрежение на выходе из косого хода в обогревательный канал определя-
ется по формуле:
196
2	2
(й>5- <У4) р4_5	. п
Р5" =Р4 - (Р,< ~ Р4-5)' S ' AZ4-5 +-------------~ + Л7 ‘4 5 '
Плотность воздуха при средней температуре f4_5 =1220 С:
/>4-5=
273____
273 + f4—5
Р
— = 1,28
Р„
273—™= 0,228
273 + 1220 760
кг
~з
м
Вязкость воздуха при Г4_5 =1220 С :
6868,1 ИГ6 ( Г4_5 У '5 6868,1 Ю-6 Г1493V’5 =	]п-6 Пп. р
^-5	Г4_5+124 t 273 )	1493 + 124 < 273 J
Изменение геометрического напора в косом ходе (высота косого хода):
Az4_5 = 1Л « 
Потери давления на трение в косом ходе от входного сечения до газовоз-
душного сопла определяются по формуле:
др
d5 2
где /5 - общая длина короткого косого хода, м;
<и4_5 - скорость воздуха в прямой части короткого косого хода при
средней температуре Т4_5 = 1493 К .
Суммарная площадь сечений прямых частей коротких косых ходов, по ко-
торым воздух подается в вертикалы:
5(,„ = SKV п,.г =0,012 14 = 0,168 .и2 ,
где - площадь сечения прямой части короткого косого хода, .и2;
иА.Л. - число коротких косых ходов, по которым подается воздух, шт .
Скорость воздуха в прямой части короткого косого хода при средней тем-
пературе Т4_5 =1493 К:
,, УЛГ4_5 Ро Л-1592 1493-760=5,322 ".
51,„-273	0,168-273-740	с
Эквивалентный диаметр прямой части короткого косого хода d$ =0,109jw
‘Та®л- 5.11), тогда значение критерия Рейнольдса:
197
Rp _ ^4-5 •	 Р4-5 _ 5,322.0,109  0,228
54,32-10-6

Коэффициент трения:
0,175
л_ 0,175
Re0'12 2435
= 0,069 .
Длина короткого косого хода /5 =1,3 ,и (табл. 5.11).
Потери давления на трение в коротком косом ходе:
13 5 3222 0 228
’ = 0,069 •	’	= 2,657 Па .
'	0,109
2
Потери давления на местные сопротивления от входа в косой ход до газо-
воздушного сопла определяются по формуле:
2
АР = Г *"4-5’ А»-5
мс Ь прав 2
где Сприч ‘ суммарный коэффициент местных сопротивлений, приведенный
к скорости газа в прямой части косого хода при средней темпе-
ратуре.
На основе гидродинамического анализа движения газов в косом ходе ус-
тановлено, что на восходящем потоке £„р11К = 0,6 - 0,7.
Принимаем fH/w(=0,65, тогда потери давления на местные сопротивле-
ния в косом ходе:
AP„t. = 0,65-5,3222 ~0,228 = 2,100 Па .
2
Потеря давления при выходе воздуха из газовоздушного сопла в обогрева-
тельный канал (внезапное расширение) определяется по формуле:
2
ПЫХ Э вых 2
Коэффициент сопротивления при внезапном расширении:
вых
1-4=
t 0,0133
0,211
2
I = 0,88 ,
198
_n 911 ,.2 . площадь поперечного сечения обогревательного канала,
где J6
5 =0 0133 м - площадь сечения газовоздушного сопла.
Скорость воздуха на выходе из газовоздушного сопла в обогревательный
канал:
у" г5 +273 Р(, 0,1592 (1225+ 273)-760
273 Ра~ 7 0,0133-273-740 ~ ’ 37 с
w
где n-S5 - площадь сечения газовоздушных
2
воздух, .и .
Плотность воздуха при температуре /5 =1225
273	273
Ос = Р,.------------— 1,28----------
5 ™ 273+ г5 Р„ 273 + 1225
сопел, в которые поступает
™=0,227 ^.
760 .из
Тогда:
^„,=0.88 ^li«?I = 9,276	.
Общие потери давления в косом ходе:
ДР4-5 = ^Р/пр + &Рш- + г = 2,657 + 2,100 + 9,276 = 14,033 Па .
Разрежение на выходе из газовоздушного сопла в обогревательный канал:
р5 = Pt - (1,142- 0,228) - 9,81 -1,1 +I2-6372 -1,1882)-0,228 + (
= Р4 ~ 9-863 +10,426 + 14,033 = Р^ +14,596 Па
р5 =Р0 ~18,348 + 14,596 = Pq-3,752 Па .
6) Обогревательный канал
•рху обогревательного канала определяется по формуле:
=/5 '(Р,<-Р5_6).g.^	+1^^) Р5-б+др
J °	2	.5-6 
199
Плотность продуктов горения при средней температуре /5_6 =1500
Р5-6=Р°
-2Z2 .^ = i,2i.-27-3	.2£2 = Од8| -
273+ Г5 _6 Ро 273 + 1500 760	Л13 ‘
Вязкость продуктов горения при средней температуре <5_6 = 1500 °C:
8306,4 10 6
1773 + 293,6
1773
----	= 66,52 -10’6 Па с .
273 )
Потеря давления на трение в вертикале определяется по формуле:
Ы>тр
_ 2	^5-6 • Р5-6
db 2
Средняя скорость продуктов горения в вертикале:
_Ч°('5-б+273)-Р0 0,1791 (1500 + 273) 760 м
«А _6--------------------------------------= U,oUy — ,
n-S^TTi-Рс, 7 0,211-273-740	с
где п = 7 - число обогревательных каналов коксовой стороны простенка, ра-
ботающих на восходящем потоке;
S6 = 0,211 м~ - площадь поперечного сечения обогревательного канала.
Значение критерия Рейнольдса:
Re = ^5-б^бР5-б = 0.809-0,44-0,181
Р 5-6	66,52 -10"6
где <7Й =0,44 м - эквивалентный диаметр вертикала (табл. 5.11).
Коэффициент трения:
0,175
Re0’12
0,175
968ол2
= 0,077
Тогда:
ЛР„,;,=0.077.^.0-8092 0-181=0.041/7Й.
1	0,44	2
200
Я давления при повороте продуктов горения на 90
0кн1ХРе^яетСЯП0ф°РМУЛе:
в перевальное
2
сх	Рр,
\р = С —- —?
/-Л1 нов Ъ нов 2
Скорость продуктов горения вверху обогревательного канала:
n S6-213 Ри
_ У» (/6 + 273) Рр = 0,1791 (1650+ 273)-760 = Q
„.С..Т73.Р	7 0,211 273 • 740
м
с
Плотность продуктов горения при температуре г6 = 1650 С:
о 273 Ра	273	740 кг
рв = Рп------------— 1,21--------------= 0,167 --- .
Л6 273+ /6 Ро 273 + 1650 760	,и3
При С,пт -1,5 потеря давления при повороте продуктов горения на 90° в
перевальное окно:
лп , с 0,877-0,167 ,
ДР„<№ = 1-5-----------= 0,096 Па .
Общие потери давления в обогревательном канале:
ДР5_6 = ДР,Н/, + \Рпт = 0,041 + 0,096 = 0,137 Па .
Разрежение вверху обогревательного канала:
^ = Р5--(1,142-0.181). 98!-4Q + ffl8772 -9>6372)0,181
2
= Р5 -37,710-8,335+ 0,137 = />5 -45,908 Па
И	D-
^6 - /о ~ 3,752-45,908 = Pq-49,660 Па .
71 Смотровая шахточка
рху смотровой шахточки определяется по формуле:
201
2	2
Р1 - Р6 - (А< - Рб-7 ) S  AZ6-7 +	^6-7 + Л^б-7 •
Плотность продуктов горения при средней температуре ?6_7 =1000 °C-
™ .™=t,.253 ”
273 + г6_7 Ро 273 + 1000 760 м3 '
Высота смотровой шахточки Аг6_7 = 1,8 м .
Скорость газа в смотровой шахточке	= 0 — , следовательно потеря дав-
ления в шахточке ^P^-i =0 Па .
Тогда:
О R77“ 0 753
Pj = Р6" - (1,142 - 0,253) 9,81 1,8 - ’	'	=Р^~ 15,698 - 0,097 =
= Р6 -15,795 Па
или
Р1 =ро ~ 49,660 -15,795 = Р^ - 65,455 Па .
Исходя из требований к гидравлическому режиму коксовых печей, при-
нимаем, что разрежение вверху смотровой шахточки Р7- = 0 Па . Тогда раз-
режение на выходе из газовоздушного клапана в подовый канал на уровне
его оси:
Ро =0 + 65,455 = 65,455 Па .
Значения разрежений в остальных точках отопительной системы на вос-
ходящем потоке определяются по формуле:
РГ = РГ_г+^РГ,
2	2
где APt = -(р„ -р,)-g- Az, + -— -2' *)	+ AfJ ' изменение разрежения на
i-том участке, опреде-
ленное выше для кажДО'
го участка.
Результаты расчетов приведены в таблице 5.12 .
202
Таблица 5.12
Распределение давлений в отопительной системе на вос-
ходящем потоке, Па
Наименование участков	Геометрический подпор, умно- женный на -1	Изменение динамическо- го давления 2	Потери давления	Разреже- ние на вы- ходе из участка РГ
0) Вход в подо- вый канал	-	-	-	65,455
ТУПодовый ка- нал	-0,100	-0,633	0,228	64,950
2) Колоснико- вая решетка	-0,089	-0,0001	1,220	66,081
3) Насадка	-17,381	0,087	0,704	49,491
4) Подсводовое пространство	-2,508	0,108	0,016	47,107
5) Косой ход	-9,863	10,426	14,033	61,703
6) Обогрева- тельный канал	-37,710	-8,335	0,137	15,795
7) Смотровая шахточка	-15,698	-0,097	-	0.000
Нисходящий поток
8) Перевальное окно
Разрежение на выходе из перевального окна в обогревательный канал оп-
ределяется по формуле:
2	2
Pf = Р6- - (Л„ - р6_8)  g • дгб_8 + (^8-^6) ^6-8 +	8
зость продуктов горения при средней температуре г6_8 = 1625 °C:
273
273 + г68
Р^-»=Р?,г-
^ = 1,21.2Z3.Z1O=	69 кг
ро 273+1625 760 м3
Изменение геометрического
напора в перевальном окне Дг6_8 = 0 м .
203
Скорость продуктов горения за перевальным окном принимаем равной
скорости в вертикале при 1600 °C:	Х
_ V" (tg+273) PO _ 0Л791 (1600+273) 760 _ n Q_A щ
и-59-273 Р(,	7 0,211 273• 740	’ 4 с '
где и = 7 - число обогревательных каналов коксовой стороны простенка пя
ботаюгцих па нисходящем потоке;
Sg = 0,211 лГ - площадь поперечного сечения обогревательного канала
11отери давления в перевальном окне определяются по формуле:
2	2
АР = Л '^6-8	. юпер Рб-3
^*6-8 Ьпер 2 'Лсуж + ъ рисш)	2
Скорость продуктов горения в перевальном окне:
- 06-8+273) Л) = 0,1791 - (1625 + 273) - 760 =, 603 +<
и • 58 • 273  Р(/	7-0,114-273-740	’ 3 с
где 58 = 0,114 .и2 - площадь сечения перевального окна (табл. 5.11).
Коэффициент сопротивления при внезапном сужении:
= 0,5  [ 1 -	= 0,5 • (1 -	= 0,230 .
I М I 0,211J
Коэффициент сопротивления при внезапном расширении:
/	>2
Л =(1-^.1
э рисш 1	„
\ )
/	\ 2
Г 0,114 Г
I 0,21 J
= 0,211
Тогда:
ДР6„8 = (0,230 + 0,211)  Ь-6-03 ' °-169 = 0,096 Па .
2
Разрежение вверху обогревательного канала:
Рз = Рё + ^°’8542 -°f72) °’169 +0,096 = 15,795-0,003 + 0,096 = 15,888 Па.
204
9) Обогревательный канал
жение внизу обогревательного канала определяется по формуле:
р~ = /f - (р,< - Pi-9 ) • 8- ^8-9 + —--9 + А/8-9 •
2
Плотность продуктов горения при средней температуре г8_9 = 1480 С:
Л	=	—= 0,183^.
А-9-^r 273 + Г6-8 р0 273+1480 760	,и3
Изменение геометрического напора в обогревательном канале:
Azg-9 — Z9 — z8 — —4,0 м .
Скорость продуктов горения внизу обогревательного канала при темпера-
туре f9 = 1360 С:
__ V®,  (г9 + 273) •/’0_ 0,1791 (1360+ 273)-760 .м
ыд) —---------------------------------——----— U,/45 —
n-Sg 273 Ра 7 0,21 1-273-740	с
Потери давления при повороте на 90° вверху обогревательного канала оп-
ределяются по формуле:
кР - Г • Р^
нов Ъ нов
Принимаем: <„„„ = 1,5 .
Плотность газов при температуре f8 = 1600 °C:
а
=	273	740	«
273+,6-s Ро 273 + 1600 760	Л('
Тогда:
AD 0.8542 0,172
= 1,5 • ------------- 0,094 Па .
2
ия на трение в вертикале определяются по формуле:
205
Л.р _5 1^8-9! й>8-9'Р8-9
Скорость продуктов горения при средней температуре в обогревател
канале г8„9 = 1480 °C:
<<>б 9_	 ('8-9 +273) • Ро _ 0,1791  (1480 + 273)  760 _ Q „
С
n-59-273 Pi;
7 0,211 - 273 740
Вязкость продуктов горения при средней температуре ?8_9 =1480 °C-
8306,4 10~6
Г8_9 + 293,6
Г8_9 V’5 _ 8306,4 10"6
273 J ~ 1753 + 293,6
1753
273
1,5
= 66,04 1О~б77а.с
Значение критерия Рейнольдса:
Re =
а8 9- <79 р8 9 _ 0,800 0,44  0,183
А 8-9	66,04 10’6
= 975
Коэффициент трения:
0,175
Re0’12
0,175
975 0,12
= 0,077 .
Тогда:
ad om-7 4’° 0,8002 0,183	„
АР = 0,077 • — ----------------= 0,041 Па
1	0,44	2
Общие потери давления в обогревательном канале:
АР8-9 = ДР„„6, + ДР„;/> = 0,094 + 0,041 = 0,135 Па .
Разрежение внизу обогревательного канала:
р9 = ps ~ (1,142-0,183) 9,81 (-4,0) + (0’745 ~0,8542) 0,183 0 j 35 =
2
= 15,888 + 37,631 - 0,016 + 0,135 = 53,638 Па .
206
I О) Косой ход
,vnne из косого хода в подсводовое пространство регене-
Разрежение на выход
рэт„рт «предел.^, по формуле^
р- = Pg - (Р,< ~ А-10) ' 8 Д-9-10 +	~	+ Л/ 9-Ю •
Плотность продуктов горения при средней температуре г9_10= 1350 С:
рО-----2L3----^- = 1,21----—------— = 0,198 -Ц- .
Р9-10 Риг 273 + Z9_10 Л) 273 + 1350 760	л/3
Изменение геометрического напора в косом ходе:
^9-10 =	_ ^9 =-1,1 -и .
Суммарная площадь выходных сечений длинных косых ходов:
5,0 = Sl)x • п,)х = 0,0288 14 = 0,4032 л 2 ,
где Sl)x - площадь сечения выхода из длинного косого хода в подсводовое
2
пространство регенератора, .и;
П1>Х  число длинных косых ходов, по которым отводятся продукты го-
рения. шт.
Скорость продуктов горения на выходе из косого хода в подсводовое про-
странство регенератора:
г». -V” ^1о + 273) Ро 0,1791-(1340+273)-760	м
$10'273	0,4032-273-740	’ с
в га °ТеРИ давления на входе продуктов горения из обогревательного канала
оздушное сопло (внезапное сужение) определяются по формуле:
2
Др -Л ^сошРэ-Ю
вх Ьих'
Ффициент сопротивления при внезапном сужении:
= 0,5  fl -	1 = 0,5 • f 1 - 9^122 ] = 0,468 ,
{ Sg )	0.211 J
207
2
где 5 ,0,0133 jw - площадь поперечного сечения газовоздушного сод
Скорость продуктов горения в газовоздушном сопле:	1
^СОП.1
У"(С„„, + 273)РО = 0,1791 (1360+ 273)-760 = J
п• Scl)ln • 273• Ptl 7 0,0133-273-740	’ * ~
Тогда:
11,8182 -0,198
ЛР11Х = 0,468--------—-------= 6’471 1|а 
Потери давления на трение в прямом (вертикальном) участке длинного
косого хода определяются по формуле:
\р' = 2.	7*9-10
dl'o
Скорость продуктов горения в прямом участке длинного косого хода:
= V” 09-10 + 273) ^0 = 0,1791 (1350+ 273)-760 = 6 509
п1)х  S')x-213  Ри 14 0,012-273-740	’ с’
14 0,012 273 740
,	2
где =0,012 м - площадь поперечного сечения прямого участка длинно-
го косого хода.
Вязкость продуктов горения при средней температуре г9_10 =1350 °C:
8306,4 10~6
Ay-10 - (273+1350) + 293,6
273 + 1350
273
1,5
= 62,82 10"6 Па с .
Значение критерия Рейнольдса для прямого участка длинного косого хода:
Re = о4о <0 Р9-10 = 6,509 0,109 0,198 = 2В6
А9-10
62,82 10-6
2
Коэффициент трения:
0,175
0,175
~ Re0,12 ~ 22360,12
= 0,069 .
Тогда потери давления на трение в прямом участке длинного косого хоДа
208
0.5 6,509 2-0,198 ,„о „
л р' - о 069---------------------= 1-328 Па .
0|09	2
давления на трение в наклонном участке длинного косого хода
определяются по формуле:
АО» _ 3 А*0 (^о)2 7’9-10
Л • ~т.------э-------
«10	2
Скорость продуктов горения в наклонном участке длинного косого хода:
, _ V»  (Г9_ю + 273)  Ро _ 0,1791  (1350+ 273)  760 3 л,
~ и()г 	• 273	14  0,02  273  740	’ с
2
где 5*v =0,02 м - площадь поперечного сечения наклонного участка длин-
ного косого хода.
Значение критерия Рейнольдса для наклонного участка длинного косого
хода:
Rp_®io <o 7’9-io 3,905 0,1335 0,198
ке--------------—-----------------= 1043 .
А 9-1 о
62,82 10"6
Коэффициент трения:
л_ 0,175 _
Re0,12	1643 0,12
0,175
= 0,072 .
Тогда потери давления
хода:
на трение в наклонном участке длинного косого
ЛР;= 0,072
0,1335	2
1,0 3,905 2-0.198
= 0,814 Па .
го косого хДавлення |1а местные сопротивления в наклонном участке длинно-
РеДеляются°по ф ПОВОРота на и ВЫХ°Д в подсводовое пространство) оп-
f 2
Др -Л	7’9-10
"с Ьприи
2
209
где - общий коэффициент местных сопротивлений в наклонном уЧа
ке, приведенный к скорости газа в прямом участке длинного
сого хода.
По расчетным данным для рассматриваемой конструкции коксовых
=0,6 - 0,7 . Принимаем ^npu(. =0,65 .
Тогда:
печей
ло 6,5092 0,198 п
АР, =0,65---------------= 2,726 Па .
2
Общие потери давления в длинном косом ходе:
AV10 = AP«.v + ^тр + Мд + Мс
= 6,471 +1,328 + 0,814 + 2,726 = 11,339 Па .
Разрежение на выходе из косого хода в подсводовое пространство регене-
ратора:
Р10 = Р9--(1,142-0,198).9,81.(-1,1) + (2’6952-^452)-0’198 + 11,339 =
= 53,638 + 10,187 + 0,664+11,339 = 75,828 Па
II)	Подсводовое пространство регенератора
Разрежение внизу подсводового пространства определяется по формуле:
2	2
- 07, - (Р„ -й.-пН*,.., А*1+ АОо-ч .
Плотность продуктов горения при средней температуре в подсводовом
пространстве Гю-11 = 1330 °C:
0	273 Л, _101	273	740
^10-н Нп. 273 + г10_п Ро 273 + 1330 760 м
Изменение геометрического напора в подсводовом пространстве:
Azio-i 1 = —0,28 м .
Скорость газов внизу подсводового пространства:
210
(273 + <10-11) -Ро _ 0,1791-(273+ 1330)-760 _	м
Cl)" ' '	Р.	2,75-273-740	’ с ’
где 5ц -2.75.М - площадь сечения внизу подсводового пространства пеге
нератора.	F
Потери давления при выходе продуктов горения из косых ходов в полсво
довое пространство определяются по формуле:	"чдьво-
2
_ л ^10 Р10
9 вых'	2
Коэффициент сопротивления внезапного расширения:
г -Llkf	=0,214 .
W I I 0,75 J
Плотность продуктов горения при температуре <10 - 1340 С:
о -.о	273 ^-121	273
Рю Р«<- 273 + Г10 Ро ’	273 + 1340
™=0,199^.
760	м3
Тогда потери давления при
выходе продуктов горения из косых ходов в
подсводовое пространство:
2,695 2-0,199
ДРвыг =0,214-------------= 0,155 Па .
Потери давления на трение в подсводовом пространстве регенератора оп
ределяются по формуле:
Д^=А' л
<*11
1^10-111 ^Ю-1Г Р10-11
2
Средняя скорость движения газов в подсводовом пространстве:
_V®, • (273 +110_! 1)• Ро _0,1791 (273+ 1330^760 = 0,628 м ,
^°’11	5С/,-273 -р’	1,72-273-740
где s _. 7Э
ср - 1,/2л1
площадь среднего сечения подсводового пространства ре-
генератора (табл. 5.11).
211
Значение критерия Рейнольдса определяется по формуле:
ре_ ^10-11 ^11 Рю-11
А10-11
Вязкость продуктов горения при средней температуре в подсводовом
странстве Г10_ц =1330 С:
про-
_____8306,4-10~6
Аю-н -(273 + 1ззо) + 293,6
< 273 + 1330V’5
I 273 J
= 62,32- 10-6Па-с
Значение критерия Рейнольдса:
Re =
0,628  0,5  0,2
62,32-10-6
= 1007 .
Коэффициент трения:
,	0,! 75	О,! 75
Re0'12 1007 °'*2
= 0,076
Тогда потери давления на трение в подсводовом пространстве регенерато-
ра:
А%=0,076.^.0'628/0'2=0,002 Па .
2
Общие потери давления в подсводовом пространстве регенератора:
ДР10_] | = Ы>,1ых + ДРт/, = 0,155 + 0,002 = 0.157 Па .
Разрежение внизу подсводового пространства:
Л1 = Рщ - (М42 - 0,2) 9,81 (-0,28) + ffl3932 2,695 2)-0,2 + Q 57 _
2
= 75,828 + 2,587-0,711 + 0,157 = 77,861 Па .
12) Насадка регенератора
Разрежение на выходе из насадки регенератора определяется по формул6-
212
2	7
.	.	(a?|2-<»ii) Pi i-i2
Х'Л'11-12	2
+ ДРц-|2
Плотность продуктов горения при средней температуре r( j_12 =850 С:
L _J>______________273-----— = 1,21---—-----— = 0,286 Кг
А1-12	273 +Г, i-н Ро 273 + 850 760
л?
Изменение геометрического напора в насадке: Дгц-12 =-2,31 м 
Скорость газов в сечении под насадкой:
=	(273 + т|2) ^0 = 0,1791 (273+ 380) 760 = 0 j 60
£И|2-	S2-273-PlZ	2,75-273-740	’ с ’
О
где 52 = 2,75 м - площадь горизонтального сечения регенератора над ко-
лосниковой решеткой за вычетом площади сечения но-
жек кирпичей (5 %).
Потери давления на входе из подсводового пространства в насадку (вне-
запное сужение) определяются по формуле:
A^,v=C.r
2
Коэффициент сопротивления внезапного сужения:
=0,5-| 1-^ | = 0,5/1-^5^1 = 0,264 .
I Sil J I 2,75)
Скорость продуктов горения на входе в насадку при температуре
61=1320 °C:
щ v = Ч?. (273 + Гц) -Ро = 0,1791 (273+1320)-760 = Q	м
SIIM.-213Pa 1,296-273-740	’ с
Плотность продуктов горения при температуре Гц =1320 °C:
273
273 + гц

Д = |.2,. m -^ = 0.202 “
Ро 273+1320 760	-3
м
213
Тогда потери давления на входе из подсводового пространства в
Насадку.
0,828 2 0,202
Л^.г = 0,264--------------= 0,018 Па .
Скорость продуктов горения
61-12 =850 С-.
насадке при средней
температур
-(273+ 61-12) • Ро _ 0,1791 (273+ 850)-760
S,UIC • 273 • Ра ~	1,296-273-740
Потери давления на трение в насадке :
3 = 012-
’ rfl,25
IAzh-uI «L-A1-12 _{)19 2,31 0,5842  0,286 _
2	0,0311’25	2
Потери давления на выходе из насадки в пространство над колосниковой
решеткой определяются по формуле:
ДР =
вых Ъ вых
2
Щых ' Рп
1
Коэффициент сопротивления внезапного расширения:
= 0,28
В
Плотность продуктов горения при температуре =380 °C:
о 273 Ри	273	740 пкг
Рп=Р,Г-----------— = 1,21----------= 0,493 —г .
‘ 273 + 112 Ро 273 + 380 760 л?
Скорость газов в нижнем сечении насадки:
= У°,-(273 + Г12)-Ро _ 0,1791-(273+ 380)-760	м
“ых Sm,c-2Ti-Plt 1.296-273-740	’ с
1,296-273-740
Тогда потери давления на выходе из насадки в пространство над колоса
ковой решеткой:
214
0,339 2-0,493
лр =0,28----------------= 0,008 Па .
лхпых ’	2
Общие потери давления в насадке:
лр +ХР	+ ДА,,г= 0,018+ 1,039+ 0,008 = 1,065 Па .
ДР,1-12 = ДГ«'+ш«к
Разрежение в сечении под насадкой:
„	(0,1602 -0,3932) 0,286 ,
р- _ р- - (1,142 - 0,286)  9,81  (-2,31) +	-----+1,065 =
42 П k	4
= 77,861 +19,398 - 0,018 +1,065 = 98,306 Па .
13) Колосниковая решетка
Разрежение под колосниковой решеткой в средней части подового канала
определяется по формуле:
ч *	, (^Гз-^Гг)’Аг-13 , лр
Р\3 = Р\2 - (А - Р12-13) • S  Az12-13 +---------+ ^12-13 
Плотность продуктов горения при температуре 113 = 112 = 380 С:
Аз - Аг = Аг-13 = 0,493 — .
м
Изменение геометрического напора в решетке Дг12-1з =-0,102 м .
Вертикальная скорость продуктов горения под колосниковой решеткой
при температуре 113 = 380 °C:
3 = V° (Оз+273)-Ро = 0,1791-(380+ 273)-760 = 0 } 76
S,c.-273-Pa	2,5-273-740	’ с ’
гДе 5 , =0 37 -6 7S-7	2
«,->/ о,/о-2,5 м - площадь горизонтального сечения подового
г,	канала.
Р давления в колосниковой решетке определяются по формуле:
2 „
6УП • Ол Hi о
а/12-13 “ Ь р----’
215
где
£= 1,45 - коэффициент сопротивления цилиндрических
(табл. 5.5).
отверсТий
Скорость газа в отверстиях решетки при температуре ?13 = 380 °C:
ы = V°-(q3 +273)P0 = 0,1791 (380+273)-760 = 2 69 л<
Р n„lmi-S„mi-213 Pa 48-0,0034-273-740	’ с ’
Тогда потери давления в колосниковой решетке :
2,6962 0,493
д/312-13 =1.45------------= 2,598 Па .
Разрежение под колосниковой решеткой:
9	9
1] з = р\ 2 - (1 л42 ~ о,493) - 9,81 - (-0,102) + (0’176 ~°>160 ) °,493 + 2 598 =
2
= 98,306 + 0,649 + 0,001 + 2,598 = 101,554 Па .
14) Подовый канал
Разрежение по оси подового канала на входе в газовоздушный клапан оп-
ределяется по формуле:
2	2
^14 = Мз ~ (А; - Р13-14) ' 8 ' ^13-14 + —-^13~1* + ^13-14 •
Плотность продуктов горения при средней температуре 63-14 = 370 °C:
о 273	273	740 п с кг
Р13-14 ~Ри'---------------= 1,21------------= 0,5 —т •
273 + бз_м Fo 273 + 370 760 м3
Изменение геометрического напора в подовом канале Azi3_14 - —0,185	•
Скорость газов на выходе из подового канала в газовоздушный клапан:
а = У° (273 + 64) Ро = 0,1791-(273+ 360)-760 = 2 962 * ,
14	S14- 273 Ра	0,144-273-740	’ с ’
где Sj4 =0,144 м2 - площадь вертикального сечения подового канала.
216
q рость газов в среднем вертикальном сечении подового канала:
=0,5 Ou =0,5 2,962 = 1,481 — .
4	с
Вязкость продуктов горения при средней температуре t13_14 = 370 С:
8306,4 10 6
^‘З-14 = (273 +370) + 293,6
273 + 370
273
1,5
= 32,06 10 6 Па с .
Потери давления на трение в подовом канале на участке от его середины
до выхода в газовоздушный клапан определяются как разность потерь давле-
ния на участке от конца канала до выхода в газовоздушный клапан ДР' и
потерь давления на участке от конца канала до его середины ДР':
2	2
дри 14 = ДР'-ДР' = 1 Л' ^l4- .^4-P13-14_l.r .	Р13-14
13-14	3 dI4 2	3	2 dl4
2
Значение критерия Рейнольдса для потока продуктов горения на выходе
из канала в газовоздушный клапан:
Re' = ^4 '^|4 '^13-14 _ 2,962 0,38 0,5 _ ]
7*13-14
32,06-10-6
Коэффициент трения:
л,__ 0,175
Re0’12 175540’12
0,175
= 0,054 .
Значение критерия Рейнольдса для потока продуктов горения в середине
подового канала:
Re'= 0,5-Re'= 0,5-17554 = 8777 .
К°эффициент трения:
А,_ 0,175 _ 0,175
Re0’12 87770’12
= 0,059 .
Тогда:
217
Таблица 5.13 - Распределение давлений в отопительной системе
нисходящем потоке, Па
на
Наименование участков	Геометрический подпор, умноженный на -1	Изменение динамическо- го давления (й>2-й>,2ч) А 2	Потери дав ления А/)	Разреже- ние на выходе из участка РГ
8) Перевальное окно	0,0	-0,003	0,096	15,888
9) Обогреватель- ный канал	37,631	-0,016	0,135	53,638
10) Косой ход	10,187	0,664	11,339	75,828^
11)Подсводовое пространство	2,587	-0,711	0,157	77,861
12) Насадка	19,398	-0,018	1,065	98,306
13) Колоснико- вая решетка	0,649	0,001	2,598	101,554
14) Подовый канал	1,165	2,186	0,621	105,526
ДМз-14
= 1-0,054.^.
3	0,38
2,962 2 0,5
2
-1 0,059
3
6.92
2 0,38
1,4812 0,5
2
= 0,719-0,098 = 0,621 Па .
Разрежение на выходе из подового канала в газовоздушный клапан:
р- = р“-(1,142-0,5) 9,81 (-0,185)+ (2,962 ~^176 ) °- + 0,621 =
= 101,554 + 1,165 + 2,186 + 0,621 = 105,526 Па .
Результаты расчетов разрежений в отопительной системе на нисходяШеМ
потоке представлены в таблице 5.13.	«
График распределения давлений в отопительной системе коксовых п
в условиях рассмотренного примера представлен на рис. 5.8.
Обращает на себя внимание характер изменения давлений в зоне
ходов. На восходящем потоке разрежение сначала равномерно умень
218
Рис. 5.8 - Распределение разрежений в отопительной системе коксовых
печей ПВР:
----- восходящий поток;
------ нисходящий поток.
по высоте за счет геометрического подпора, а затем увеличивается с нарас-
тающей скоростью за счет потерь давления на трение и местные сопротивле-
ния. Поэтому кривая разрежения проходит через минимум в верхней полови-
не косого хода. В газовоздушном сопле разрежение резко возрастает из-за
увеличения скорости воздуха в нем и становится больше разрежения внизу
парного вертикала, работающего на нисходящем потоке, примерно на 10 Па.
Благодаря этому происходит засасывание части продуктов горения из нисхо-
дящего потока в восходящий через рециркуляционное окно, то есть осущест-
вляется рециркуляция продуктов горения, обеспечивающая снижение скоро-
сти горения коксового газа и вытягивание факела по высоте обогревательно-
го канала. На небольшом расстоянии от сопла скорость газовоздушной смеси
и Разрежение резко снижаются.
На нисходящем потоке при входе продуктов горения в косой ход разреже-
резко возрастает из-за увеличения динамического давления и потери
Давления при внезапном сужении.
Дяще ВЫС0Те РегенеРат°ров разрежение равномерно снижается как на восхо-
под ’ ТаК И на нисх°Дяц1ем потоках за счет увеличения геометрического
Щем °РЭ РаЗН°СТЬ РазРежений в подовых каналах на нисходящем и восходя-
и Местны>КаХ опРеделяется в основном общими потерями давления на трение
сопротивления в отопительной системе.
219
ГЛАВА 6. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ БОРОВОВ И
ДЫМОВОЙ ТРУБЫ
Борова предназначены для отвода продуктов горения из отопител
системы коксовых печей в дымовую трубу. Из подовых каналов регене Н°И
ров продукты горения поступают через газовоздушные клапаны и дымовь
патрубки во внешние боковые борова, расположенные вдоль коксовой бата
реи под регенераторами с машинной и коксовой сторон (рис. 6.1), Внешние
борова соединены переточными каналами с внутренними боровами, распо
ложенными под батареей параллельно внешним. По переточным каналам
часть газов (20 - 40 %) переходит из внешних боровов во внутренние, благо
даря чему снижается скорость газов и потери давления в боровах.
Из боковых боровов продукты горения поступают в сборные борова ма-
шинной и коксовой сторон, расположенные ниже и перпендикулярно про-
дольной оси батареи. На небольших батареях сборные борова расположены в
конце батареи, а на батареях большой производительности - вдоль попереч-
ной оси батареи. Сборные борова коксовой и машинной сторон батареи со-
единяются общим боровом с дымовой трубой.
Дымовая труба предназначена для создания тяги, необходимой для пре-
одоления гидравлических сопротивлений отопительной системы и боровов, и
рассеивания продуктов горения в атмосфере с целью снижения их концен-
трации в воздушном приземном слое. Высота дымовой трубы достигает 100 -
НОм.
Рис. 6.1 - Схема расположения боровов коксовой батареи большой
производительности:
1 - внешние борова; 2 - внутренние борова; 3 - переточные каналы,
сборные борова; 5 - общий боров; 6 - дымовая труба; 7 - шиберы.
220
и сборных боровах установлены шиберы, предназначенные для
[3	разрежения в боковых боровах машинной и коксовой сторон
регулир рйГуЛИрОванИе разрежения в отдельных обогревательных простен-
батаРеИществляетСя с помощью дроссельных заслонок в дымовых патрубках
ках °с> изменяющих входное сечение газовоздушных клапанов.
И пластин, Изи-..
6 1 Пример расчета гидравлических сопротивлений боровов
Для расчета высоты дымовой трубы необходимо знать требуемое разре-
жение у ее основания, то есть в конце общего борова. Оно определяется раз- -
жением в подовом канале регенератора на нисходящем потоке и потерями
давления в газовоздушном клапане, дымовом патрубке, в боковых, сборных и
общем боровах, а также геометрическим подпором между точками на оси
подового канала регенератора и на оси общего борова.
В соответствии с уравнением (5.11) разрежение в конце общего борова
равно:
р-_р- (п п ) „ д7 । ^15-^14) ^14-
"15 ~ "14 ~\Рв 14-15/1? AZ14-15 + ----------
— + ДР14_15,
где Р|4 - разрежение в подовом канале регенератора на нисходящем потоке
перед газовоздушным клапаном, Па;
рк - плотность окружающего воздуха при 25°C,—-С-;
,м
Р14-15 ‘ плотность дымовых газов при средней температуре в боровах,
кг
м
^14-15 - разность геометрических напоров (нивелирных высот) в общем
борове и подовом канале регенератора, м ;
а15 - скорость газов в общем борове, —;
с
а'14 - скорость газов в подовом канале регенератора, —;
АР к	С
14-15 " общие потери давления на трение и местные сопротивления в
газовоздушном клапане, дымовом патрубке и боровах, Па.
же приведен расчет разрежения в общем борове коксовой батареи, со-
стоящей ич 77 п	7
Объ 7 ПеЧеИ С полезным объемом камер коксования 30 лГ.
влажных продуктов горения, поступающих из одного регенератора
К°КСОВОЙ СТ0Р°ны: уР = о,1791	(п. 4.2.2).
С
221
Принимаем, что из-за подсосов воздуха коэффициент его избытка
вах увеличивается на 0,2 и составляет а = 1,3 + 0,2 = 1,5.
н боро.
При этом объем продуктов горения, поступающих в борова коксовой
роны, в пересчете на коэффициент избытка воздуха а = 1,5, равен:
сто-
укс =N V1’
v пг 1 * v пг
Г	4,42	им3
= 77 0,1791- 1 + -^--0,2 =77-0,2036 = 15,68 —,
V 6,461	)	с
нм3
где г,=4,42 —-  - теоретический расход влажного воздуха на ежи-
нм' с.г.
гание 1 им3 сухого коксового газа (п. 3.2);
, н.м3
v,;, =6,461 —----- - объем продуктов горения, образующихся при сжи-
нм с.г.
гании 1 нм сухого коксового газа при коэффици-
енте избытка воздуха а = 1,3 (п. 3.2).
Общий объем продуктов горения, поступающих из отопительной системы
батареи в борова, в пересчете на а = 1,5 составляет:
С _is,68_3155
0,497 0,497 ’ ’ с
где 0,497 - коэффициент распределения отопительного газа между коксовой
и машинной сторонами (п. 4.2.2).
Геометрические размеры газовоздушного клапана, дымового патрубка,
боровов и изменения температуры продуктов горения в них, обусловленные
подсосами воздуха и потерями тепла в окружающую среду, приведены в таб-
лице 6.1.
По данным расчетов распределения давлений в отопительной системе
коксовых печей (п. 5.6) разрежение в подовом канале регенератора перед га-
зовым патрубком Р14 = 105,526 Па .
Плотность окружающего воздуха при t(j = 25 ° С и атмосферном давлении
Ра =98727,8 Па (740 .им рт.ст.):
п -	273
Рв Рк 273 +г,
273 + 25 760	,и3
222
IL 6 1 - Геометрические параметры боровов и изменение темпера-
Таблина	продуктов горения в них
Наименование элементов	Площадь сечения, м2	Эквива- лентный диаметр, м	Длина, м	Температура	
				°C	К
'^рязовозду111111*1^ клапан	0,0706	0,3		350	623
-,'пымовой патрубок	0,1216	0,346	1,1	330	603
3 Боковой боров	2,17	1,476	52,7	320	593
4 Сборный боров: 4 1 участок до бокового внутреннего борова к.с.	5,98	2,54	3,2	310	583
4.2 участок под батареей	5,98	2,54	9,7	310	583
4.3 участок под путями коксовыталкивателя	6,05	2,49	14,6	300	573
4.4 участок переменного сечения	6,05/7,0	2,6	3,0	300	573
4.5 участок до слияния по- токов к.с. и м.с.	7,0	2,71	30,0	290	563
5. Общий боров	11,55	3,44	3,3	280	553
Плотность продуктов горения при а = 1,3 равна p'’h, —1,21	(п. 3.2), а с
нм
учетом подсосов воздуха при а = 1,5 равна р‘‘,. = 1,22 ~г-
нм3
При средней температуре в боровах /14.15 =	= 320 С плотность
продуктов горения:
Р14-.5 = р;;. •	А = 1>22.	273	. 740 = кг
273 + /14_,5 р„ 273 + 320 760	,и3
Изменение нивелирной высоты при движении газов из подового канала в
ни боров для рассматриваемой батареи Az14_|5 =-2,8 ,и .
корость продуктов горения в общем борове:

vns 273 + /15 Р 31,55 273 + 280 760 м
с ----------------=-------------------------— 5,683 — .
S6 273 Р 11,55	273	740 с
223
Скорость продуктов горения в подовом канале регенератора:
ffi]4= 2,962 — (п. 5.6).
с
Тогда разрежение в общем борове у основания дымовой трубы:
Pf5 = 105,526 - (1,142 - 0,554) - 9,81 (- 2,8) + (5’6832 ~ 2>9622 )• 0,554 + I
= 105,526 + 16,151 + 6,516 + ДР|4_|5 = 128,193 + АР,Л
Ниже приведен расчет потерь давления ДР14_15 при движении продуктов
горения из подового канала регенератора в общий боров.
1)	Клапан продуктов горения
Потери давления в клапане определяются по формуле:
„2 „
Коэффициент сопротивления клапана: ^=2,4 [33].
Скорость продуктов горения во входном патрубке клапана:
273+ q Р„ 0,1791 273 + 350 760 л<
1 5]	273 Ри 0,0706	273	'
Плотность продуктов горения при =350 °C:
А —^^—— = 1,21- 273	
273 +г, Р„ 273 + 350
,	5,946 2-0,516
Тогда:	ДР = 2,4--------------= 21,892 Па .
2
740
С
740	_ кг
----= 0,5 1 о —z- .
760	м3
2)	Дымовой патрубок
Потери давления на трение и повороты на 45° и 90° определяются по ф°Р
муле:
др; =f/i--^-+scl^'/>2 .
I d2 J 2
224
Скорость продуктов горения в дымовом патрубке при средней температу-
ре г2 = 330 С:
Х'г	273+ /2	0.1791	273 + 330	760	щ
0)2 S2	273	Ри 0,1216' 273	740	7‘
Плотность продуктов горения при температуре t2 = 330 °C:
()	273 Ра	273	740 „
р-, = р---------------— = 1,21----------------= 0 553
Р- Ип- 273 + t2 Р„ 273 + 330 760
кг
3 
At
Коэффициент динамической вязкости продуктов горения при температуре
/2 = 330 °C:
8306,4 I О’6	(273 + 330V'5	,
А2 ~ (273 + 330) + 293,6 \ 273 ) ~30’4110 Пас.
Значение критерия Рейнольдса:
R	3,341 0,346 0,553
30,41 10“6
Коэффициент трения:
3 0,175	0,175
Л=—61г =------НпТ = 0’053 •
Re0,12 210210'12
соптоЭ*^ИЦИеИТЫ сопРотивле,,ия при поворотах на 45° и 90° равны 0,32 и 1 2
соответственно.
Тогда:
^2 = 0,053—У-+ 0,32+ 1,2
к 0,346
3,3412-0,553
------------= 5,211
2
Па .
3)	Боковой боров
отчество продуктов горения, поступающих в боковые борова коксовой
’батареи, равно =15,68 Принимаем, что в наружный боров
225
поступает 75 %, а во внутренний - 25 % от общего объема продуктов
ния [33].
горе.
Тогда максимальная скорость газов в наружном боковом борове
точкой слияния встречных потоков:
перед
0,75-V" 273 +г, Р,
a>i=---------------+ • —
2-53	273 Р
0,75 15,68 273 + 320 760 , „
--------------------------= 6,045
2-2,17	273	740
Плотность продуктов горения при температуре /3 =320 С:
Pi - Рпг
273 Ра
273+ < Р„
1,22
-223_.™ = о,547
273 + 320 760	м3
м
с
Коэффициент динамической вязкости продуктов горения при г3 =320 °C:
8306,4 10~6
(273+ 320)+ 293,6
( 273+ 320 У’5
I 273 )
= 29,99 10"6
Па-с .
Потери давления на трение и слияние встречных потоков в боковом боро-
ве определяем по формуле:
ДР'3= - Л--^ + £
1^3	<73
^з-Рз
2
Значение критерия Рейнольдса:
Re =
ftJ3+/3 р3 6,045-1,476 0,547
Рз	29,99 10 й
=162740 .
Коэффициент трения:
0,175
Re0,12
0,175
16274O0’12
= 0,041
Коэффициент сопротивления
С,=3,0 [3].
Тогда:
при слиянии встречных потоко»|
1	52 7	1
- 0,041—^— + 3,0 
3	1,476	J
6,0451 2 3 • 0,547
= 34,860 Па .
2
226
4)	Сборный боров
натжного до внутреннего борова коксовой стороны
4	I) Участок от иы//г-
.,ио на тоение и при повороте на 90 определяются по фор-
Потери давлении па t
муле:
2	„
б94.|'Р4.|
2
др41=|
I "4.1
Скорость продуктов горения на этом участке:
0,75	273 + ?4.i	0,75 15,68 273 + 310 760 J м
"41=	273 Р, 5,98	273	740	’ с
‘-’4.1	"
Плотность продуктов горения при г41 = 310 С:
Р4.1 =/4
273
273 + 6,
Р	273	740
— = 1,22-----------— = 0,556
Р„ 273 + 310 760
кг
.и
Коэффициент динамической вязкости продуктов горения при
Г4Л =310 °C:
8306,4 10 6
41 (273 +310)+ 293,6
р73 + 31ОУ'5
I 273 J
= 29,57 10-6
Па  с .
Значение критерия Рейнольдса:
Re =	_ 4,31-2,54 0,556 _
---------------— ZUJO4-Z .
-"4.1	29,57	10~6
Коэффициент трения:
,0,175	0,175
Re0’12 2O58420’12	~ ’	3	’
^а^Х’аТСчаР°ТИВЛеНИЯ ПРИ П°ВОрОТе =1’°	СТ-
РОПЫ с учетом веп аСТКа от 11аРУжного до внутреннего борова коксовой сто-
ртикального участка:
/4.1 =3,2+ 1,7 = 4,9 .и.
227
где длина вертикального участка, равная 1,7 м, взята по чертежу.
Тогда :
^4.1 =
4.9
0,0403 •—2—+1,0
2,54
4,312 0,556
2
= 5,566 Па .
4.2)	Участок сборного борова под батареей от внутреннего б<уД
коксовой стороны
Скорость продуктов горения на этом участке:
273 + г42 Р„ 15,68 273 + 310 760
(О л о—----------'----—--------------------— 5,751 — .
S42	273	5,98	273	740 с
Значение критерия Рейнольдса:
О__ ^4.2 ‘^4.2 'Р4.2 _ 5,751-2,54 0,556 _
ivC-	—	— z, / jZjU .
А4.2	29,57 10~6
Коэффициент трения:
,	0,175	0,175
=—(Гп=-----------012 = 0,039 •
Re0,12 273230 ' 2
Коэффициент сопротивления при слиянии потоков из наружного и внут-
реннего боковых боровов коксовой стороны £С1 = 1,0 [3].
Тогда потери давления на трение и местные сопротивления на этом участ-
ке:
^4.2=Р	+
к “4.2
2	„
^4 2' Р4.2
2
9,7
0,039 —+ 1,0
2,54
5,7512 0,556
2
= 10,564 Па .
4.3)	Участок под путями коксовыталкивателя
Скорость продуктов горения на этом участке:
С	273 + г43	15,68	273 + 300	760 _ g gg7	л<
54 3	273	Ри ~ 6,05	273	740 ~	с
228
Плотность продуктов горения при г4.3 - 300 С:
,, -2ZL_
Р4.3-Р"' 273 + г4 3
^ = 1,22-^-
Р.	273 + 300
740-О 566 Кг
---— U.JOO —- .
760	.„3
Вязкость продуктов горения при /43 - 300 С:
8306,4 -10 6
(273 + 300) + 293,6
273 + 300
273
= 29,146 10 б Па с .
Значение критерия Рейнольдса:
Re = ^4.3^,3^3 =5387 2,49-0566 = 270[56 .
Ад.з
29,146-10 6
Коэффициент трения:
, 0,175	0,175
А = ~012 =--------017 = °-039 
Re0’12 270156012
Тогда потери давления на трение на этом участке:
ЛР4., = т Аз..	= 0,039 1М. L™2™*
2	2,49	2
4.4)	Участок переменного сечения
Площадь среднего сечения этого участка:
Р дуктов горения в среднем сечении участка:
**4.4 =	. ZZ21I+4 . fo , 15,68 273 + 300 760 м
44	273	6,525	273	740 ~5’18 7 ’
З'*»«критгриярей,1ольма:
229
29,146-10-6
Re _ ^4.4 ' ^4.4 • ^4.4 _ 5,18 -2,6 0,566 _ ->6 ] 54 [
ZC.4
Коэффициент трения:
0,175
Re0'12
0,175
261541012
= 0,0392 .
Тогда потери давления на трение на этом участке:
ДР44 = Л-^^44'А-4 =0,0392 — 5,18~'°’566 =0,343 Па . I
<744	2	2,6	2
4.5)	Участок сборного борова от переходного участка до слияния пото-
ков с коксовой и машинной сторон
Скорость продуктов горения на этом участке:
V" 273 + Г45 Р„ 15,68 273 + 290 760 Л„ЛЙ м
545	273 Ри	7,0	273	740 с
Плотность продуктов горения при температуре /4 5 = 290 °C:
п -ПО ™	273	740 - ПК76 Кг
Рл=\ — р„.-------------= 1,22----------------= 0,5 /6
гп. 273 + г45 Р„ 273 + 290 760
м3
Вязкость продуктов горения при /4 5 = 290 ° С:
8306,4 10~6
(273+ 290)+ 293,6
f 273+ 290 У'5
I 273 )
= 28,72-10“6
Па с .
Значение критерия Рейнольдса:
Re = ^4.5^45^4.5 = 4,744-2,71 0,576
А4.5	28,72-10‘6
= 257841 .
Коэффициент трения:
. _ 0,175
57^
257841042
230
ТогДа потери давления на трение на этом участке:
I 2 /4.5 4^ = 0,039.	• 4-74^-576 = 2,798 Па .
Общие потери давления в сборном борове:
Д/>4 = ДР4.1 + Д/’д.2 + ДД+3 + Д/>4.4 +	4.5 =
= 5,566 + 10,564 + 2,02 + 0,343 + 2,798 = 21,291 На .
5) Общий боров
Объем продуктов горения, поступающих с коксовой и машинной сторон в
Й
общий боров V" = 31,55 ——- .
Скорость продуктов горения в общем борове:
_V",	273 + т5 31,55	273 + 280	760	.... .и
$5	273	Д, 11,55	273	740 с
Плотность продуктов горения при температуре г5 = 280 °C:
Р5=Рпг
273
273+ г5
Л,
Р„
1,22 —
273	740 .	кг
;—= 0,586 —= .
ЛГ
273 + 280 760
Динамическая вязкость продуктов горения при Г5 = 280 С:
8306,4 10~6
<273+280)+ 293,6
273 + 280
273
1,5
= 28,286 10"6 Па с .
Значение критерия Рейнольдса:
Re =	= 5,683  3.44 0,586 = 405(Ю7
А5
28,286 10’6
К°эффициент трения:
_ 0.175 _ 0,175
Re0,12 405007 0,12
= 0,037 .
231
Коэффициент сопротивления при слиянии потоков с коксовой и
ной сторон £ , =1,0 [3].
МаШин-
Коэффициент сопротивления при повороте газов на 90
в дымовую трубу £,ов = 1,5 [3].
из общего борОВа
Тогда потери давления в общем борове:
I 3 3
= 0,037 — + 1,0 + 1,5
I 3,44
5,683 2 0,586
2
= 23,993 Па .
Общие потери давления от газового клапана до дымовой трубы:
ДР14_15 =	+ \Р'2 + АРз + др4 + ^5 =
= 21,892 + 5,211 + 34,860 + 21,291 + 23,993 = 107,247 Па .
Разрежение в общем борове у основания дымовой трубы:
Pfj =128,193 +ДР14_15 =128,193 + 107,247 = 235,44 Па .
С учетом потерь давления в шибере \РШ =50 Па и необходимого запаса
тяги 15 % принимаем разрежение у основания дымовой трубы на оси общего
борова равным:
РГ5 = 235,44 1,15+ 50 = 320,756 Па .
6.2 Расчет дымовой трубы
Расчет дымовой трубы заключается в определении ее диаметра и высоты»,
при которых у ее основания создается требуемое разрежение.
Диаметр трубы в верхнем сечении определяется из условия, что скорость
газов в нем равна 2-4 Н'' , а диаметр трубы в нижнем сечении - из У^10]
.и С	0 01
вия, что отклонение ее образующей от вертикальной линии составляет .
на Ijm высоты.	J
Необходимая высота дымовой трубы определяется из уравнения Ьер J "1
(5.11):
232
.	,, 1<У2-^Г
р- = Ру-(р,<~Р\-2^ S и+ 2
— + ^1-2,
рв’р\-1
азоежение в верхнем и нижнем сечениях дымовой трубы
где Р1Р\ сООТВетственно, Па;
средняя по высоте трубы плотность окружающего воздуха и
кг
продуктов горения соответственно. —;
скорость продуктов горения в верхнем и нижнем сечениях
а) уч си ।	*
и
дымовой трубы соответственно, —;
F д/>1 2 - потери давления на трение в дымовой трубе, На .
Ниже приведен расчет размеров дымовой трубы при следующих исход-
ных данных:
/см3
-	объемный расход продуктов горения V,,,, —-
кг
- плотность продуктов горения р„., —р....
нм
-	температура продуктов горения в нижнем сечении трубы Г;, С.280
-	плотность окружающего воздуха -^-р.........................1,28
нм
-	температура окружающего воздуха te, °C ...
-	атмосферное давление Р,, Па(ммрт.ст.) ..
-	разрежение в нижнем сечении трубы Р\, Па
31,55
1,22
..25
98728(740)
..320,756
Принимаем скорость продуктов горения в верхнем сечении дымовой тру-
з
бы: <у,= 3,0-!^^—
Z	2
М ‘С
Тогда диаметр верхнего сечения трубы:
4  V
D2= ~
4-28,97
---------= 3,51 .м .
л- йл, V 3,14 3,0
газов в верхнем6'-1151 ЛИаметРа трубы в нижнем сечении, а также температуры
бы // = 1оо и сечении, принимаем ориентировочное значение высоты тру-
Диаметр нижнего сечения трубы:
D1 = D2 + 2  0,01 н = 3.51 + 2 0,01 100 = 5,51 и .
233
При толщине стенки трубы 5 = 0,5 м средний наружный диаметр трубы.
Он =
D,+Do „ _ 5,51 + 3,51
—!---— + 2 • о =----
2	2
+ 2-0,5=5,51 м .
Градиент температуры по высоте дымовой трубы определяется по форму
ле [3]:
, Л 0,6	гРад
gradt ——==== =—== = -0,256 ——,
л 5,51	м
где А = 0,6 - эмпирический коэффициент, зависящий от толщины стенки
трубы.
Тогда температура газов в верхнем сечении дымовой трубы:
t2=ti +gradt- //=280-0,256-100 = 254,4 °C .
Средняя температура газов в дымовой трубе:
Л + С 280 + 254,4
л ~ =—--------------------= 267,2 С .
1-2	2	2
Определим значения величин, входящих в приведенное выше уравнение
Бернулли.
Разрежение в верхнем сечении трубы Р2 = 0 Па .
Плотность окружающего воздуха при температуре 25 ° С и атмосферном
давлении 98728 На (740 мм рт.ст.):
Рв=Рв
273	Р"=128	273	74О-И12 —
273 +/6. Р() ’	273 + 25 760 ’	л?
„	— ОА7 ? °C И
Плотность продуктов горения при средней температуре г]_2-2и/’Л
среднем давлении Р\_2 ~	•
Pl-2 ~ Рпг
273	7>"-122	273 - ™-06 -Ц-
273+f,_, Р„ '	273 + 267.2 760
Скорость продуктов горения в нижнем сечении трубы:
4-У„, 273+ f] Р„ _ 4-31,55 273 + 280 760
д-.Д2' 273	~ 3,14-5,512	273	740
234
nonvKTOB горения в верхнем сечении трубы:
Скорость ПРОД'
4.V. 273+h.f„_ 4-31,55 273+254,4 760,^ .и
Г2 273^ Р„ 3,14-3,512	273	740	с
Л  L>2
на тпение в дымовой трубе определяются по формуле:
Потери давления на н
. Н ®^рР\-2
Ы\_2=Л--------------
1 2 Dcl, 2
Диаметр среднего сечения трубы:
£)i +5,51 + 3,51
D „ = —----- =----------= 4,51 м .
<./> 2 2
Скорость газов в среднем сечении трубы:
4 V„,	273 + 0	2 Р„ 4-31,55	273+267,2	760	ЛП1. м
(/ /r-D2,	273 Pa	3,14-4,512	273	740 c
Коэффициент трения для кирпичных труб принимаем равным Л = 0,05 [3].
При ориентировочной высоте трубы /7=100л/ потери давления на тре-
ние в ней:
.„ пас ЮО 4,0162 0,6	„
ДР1-2 = 0,05--------------- = 5,364 Па .
4,51	2
Подставив найденные значения величин в уравнение Бернулли, получим:
0 = 320,756 - (1,142 - 0,6) 9,81 • Н + (6’47 ~2’75 )'0’6 + 5,364 ;
2
5,317 • Н = 320,756 +10.290 + 5,364;
и 336,41
Н = —7—= 63,271 м .
5,317
С уч
к°тором увеличи °ЖН0СТИ пеРехода на обогрев батареи доменным газом, при
сопротивление о аеТСЯ °®ъем продуктов горения, возрастает гидравлическое
в°йтрубы Ц =ЮоП,ИТеЛЬН0Й системы и боровов, принимаем высоту дымо-
235
ГЛАВА 7. СУХОЕ ТУШЕНИЕ КОКСА
Сухое тушение кокса занимает важное место среди энергосберегающ]
природоохранных технологий, получивших распространение в индустп * И
но развитых странах. Оно обеспечивает рекуперацию около 35 - 4() %. на-
чинаемого на коксование угля тепла для производства пара давлением3!1^8"
4,0 МПа с температурой 440 - 450 С в количестве 0,5 т на 1 т
Важным достоинством сухого тушения кокса также является возможно^
снижения выбросов вредных газов и паров в атмосферу по сравнению с мок
рым тушением.
Вместе с тем опыт эксплуатации установок сухого тушения кокса на неко-
торых заводах показал, что из-за сложности герметизации узлов загрузки
выгрузки кокса угар его достигает 1	1,5%, следствием чего является сни
жение эффективности процесса и увеличение выбросов газов и пыли в атмо-
сферу. Поэтому в ряде стран ведутся активные поиски путей совершенство-
вания техники и технологии сухого тушения кокса, снижения капитальных и
эксплуатационных затрат.
7.1 История развития и пути совершенствования техники сухого ту-
шения кокса
В зависимости от теплового режима процесса разработанные и освоенные
в разное время установки сухого тушения кокса можно разделить на две
группы. К первой группе следует отнести все установки (устройства), в кото-
рых охлаждение кокса осуществляется в неподвижном слое при нестацио-
нарном тепловом режиме, а ко второй - установки с движущимся слоем кок-
са при стационарном тепловом режиме.
Важным преимуществом установок первого типа является отсутствие по-
вторной перегрузки горячего кокса после выдачи из печей, так как тушение
его осуществляется в камерах (контейнерах), в которые он поступает непо-
средственно из коксовых печей.
Недостатком установок второго типа является необходимость транспорти-
ровки раскаленного кокса в специальных ковшах (кузовах) на большое рас
стояние и последующей перегрузки в камеру тушения, что связано со значи
тельными выделениями газов и пыли в атмосферу, тяжелыми условиями тру
да, дополнительным угаром кокса.
Типичными представителями первой группы являются установки су
тушения кокса фирмы «Зульцер» с тушильным объемом в виде камер
которую периодически помещают специальный контейнер, заполненНЬ[11^еНа
рячим коксом, выдаваемым из одной коксовой печи |5|. Камера соед _
трубопроводами с котлом-утилизатором и дымососом, с помощью к
через слой кокса продуваются инертные газы. После охлаждения кокса»"Я
тейнер разгружается и транспортируется к очередной выдаваемой
коксования. Такая установка, называемая контейнерно-камерной, от
236
ния и отключения подачи инертного газа в камеру
сЛо*"осТЬ,° П°ДКЛом*вводе и выводе контейнера с коксом, трудностью гер-
TjiueHHR при *а*д° нестабильностью параметров получаемого в котле-
*тилизат°Ре ,,aP^s Согр>> (СШ А) разработан способ тушения кокса, по кото-
фирмой <<KrtS печей производится в стальной контейнер, идентичный
рому выда4а еГ°ерам камере коксования [34]. После снятия двери с коксовой
поф°Рме И„Р устанавливают с помощью автомобильной платформы вдоль
печи к0"геИ"еРл0Т„0 прижимают к ее головке. После выдачи кокса контей-
оси камеры	с помощью скользящей двери гильотинного типа и
„ер гермеТ" т к тушильной станции. Последняя представляет собой стел-
тРа"с,,0^цНИЬ1й роликами, по которым контейнер с коксом перемещается с
мобильной платформы внутрь тушильной станции. Орошение контейне-
ИПОМ й продолжается около 2,5 часов, пока температура кокса не станет
Р°Ве температуры воспламенения. Охлажденный кокс в контейнере вновь
перемещается на автомобильную платформу и транспортируется к рампе для
выгрузки.
Основными преимуществами такой системы выдачи и охлаждения кокса
являются отсутствие вредных выбросов в атмосферу и улучшение структуры
и прочностных свойств кокса благодаря мягкому режиму охлаждения и от-
сутствию промежуточных перегрузок.
К недостаткам такой систем следует отнести потерю физического тепла
кокса и увеличение производственной площади, занимаемой коксовой бата-
реей из-за необходимости оборудования перед ее фронтом с коксовой сторо-
ны дороги шириной 15-17 м для перемещения автомобильной платформы с
контейнером.
Фирмой «Коллин» разработана многокамерная установка, примыкающая
непосредственно к коксовой батарее с коксовой стороны [35]. Перед кажды-
ми тремя камерами коксования на тушильной рампе расположена наклонная
амера, в которую кокс подается из коксовой печи с помощью направляюще-
го вагона, снабженного специальными поворотными боковыми щитами,
ртныи газ проходит через ступенчатую решетку тушильной камеры в
ои кокса и направляется в парогенераторную установку. Время тушения
кокса составляет примерно 1/3 периода коксования.
выходе°иНЬ1М Недостатком многокамерной установки является то, что при
кокса И3 СТР°” как°й-либо камеры тушения необходимо прекращать выдачу
Устройсз °бСЛУживаемых е|° коксовых печей. Кроме того, большое число
Инддпо ДЛЯ отключеиия и подключения камер тушения усложняет герме-
нию с к СИСТ„емы и УхУДшает условия эксплуатации. Вместе с тем по сравне-
УСТК (К, ,,ерно-камерной установкой фирмы «Зульцер» многокамерная
У™лизатора б' <<К°ЛЛИН>> обеспечивает более стабильную работу котла-
а°ходе.	°Даря усреднению температуры инертного газа в общем га-
Оригинальное пе
Нянским М д решение проблем сухого тушения кокса предложено Вол-
применительно к коксовым печам непрерывного действия.
237
Согласно изобретению [36] каждая коксовая печь снабжена с одной I
загрузочной форкамерой, а с другой - охлаждающей камепой ТоР°чы
' ДЛЯ Кпь-_
имеющих такие же поперечные сечения, как и камера коксования о Кса’
дающие камеры для кокса образованы чугунными плитами с канал ini*"'
циркуляции воды, изготовленными по типу броневых холодильников И
доменной печи.	тЭД
Угольная шихта подается скребковым конвейером, расположенным
батареи, в каждую форкамеру, из которых она проталкивается периодич^0'1'
с помощью пневматических толкателей в камеры коксования на длину хо^
поршней. При этом происходит перемещение всей коксуемой массы иХ0,Ча
грузка соответствующего количества охлажденного кокса Ы
приемный бункер. Из бункера кокс выгружается через герметичные затвоп
на ленточный конвейер и подается на коксосортировку.	1
Преимуществом такой установки является отсутствие сложной системы
циркуляции инертных газов и связанных с ней угара кокса и выбросов вред-
ных газов в атмосферу. Несмотря на ряд достоинств, этот проект не получил
практического применения из-за нерешенных проблем непрерывной загрузки
и проталкивания угольной шихты в камеры коксования.
В настоящее время широкое применение в коксовом производстве полу-
чили установки сухого тушения с движущимся слоем кокса. Наиболее со-
вершенным представителем этой группы установок является УСТК системы
Гипрококса [5].
В основе УСТК Гипрококса лежит технология «Зульцер», по которой го-
рячий кокс загружается в вертикальную цилиндрическую камеру, где проду-
вается потоком инертного газа, непрерывно циркулирующего в системе ка-
мера тушения - котел-утилизатор (рис. 1.6). Отличительной особенностью
УСТК Гипрококса является наличие в верхней части камеры тушения пред-
камеры, предназначенной для устранения колебаний подачи кокса при нару-
шениях графика выдачи печей. В предкамере кокс находится 30-45 минут, а
в камере тушения - 2 - 3 ч. Циркулирующий газ с температурой 180 -
200 С подается дымососом в распределительные каналы конусной части
камеры. Пройдя слой кокса высотой 4,5 - 5 м, газ нагревается до 700 - 800
°C и поступает в котел-утилизатор. Выгрузка охлажденного кокса произво-
дится порциями по 1,3 - 1,6 т с помощью разгрузочного устройства, рабо-
тающего автоматически с частотой 33 - 36	.
Достоинством УСТК Гипрококса является высокая стабильность пара-
метров получаемого в котле пара. Вместе с тем в процессе эксплуатации
наружились и существенные недостатки этих установок, а именно:
-	неравномерное распределение потоков газа и кокса по сечению камере
что приводит к снижению интенсивности процесса;
-	большой унос коксовой пыли из-за высокой скорости газов в коль
сборном канале камеры тушения и, как следствие, интенсивный Р”
онный износ труб парового котла и циклонов;
238
ое гидравлическое сопротивление системы (4500 - 5000 Па)
' ЗНГ?Ы1ЮЙ Расход электроэнергии на циркуляцию газов;
иооль Г очного и разгрузочного устройств и трудность гер-
_ громоздкость НЭ
метизации камеры.
М по совершенствованию техники сухого тушения кокса проводятся
Работы п м[ЮГИХ CTpallax. С этой точки зрения значительный интерес
постоянно pa3pag0TKa фирмы «Карл Стил» [35]. Тушильная камера имеет
представляе^ечение и разделена на отдельные прямоугольные шахты пло-
кваДРат"‘’)'ег дкамИ1 по которым проходит охлаждающая вода. В верхней
СКНМи'камеры расположены дополнительные радиационные поверхности для
ЧаСТждения кокса. В этой камере часть тепла кокса отводится через теплооб-
°енные поверхности (косвенное охлаждение), что позволяет уменьшить ко-
личество циркулирующего газа, расход электроэнергии, унос пыли из каме-
ры-
Способ фирмы «Карл Стил» реализован в виде демонстрационной уста-
новки производительностью 60 т/ч, введенной в эксплуатацию в 1983 году
на коксохимическом заводе «Ганза» концерна «Рурколе» в Дортмунде.
Аналогичные технические решения предложены фирмой «Карл Штиль
ГМбх» [37]. По одному из них часть тепла кокса передается охлаждающему
агенту через стенку трубчатого теплообменника, вмонтированного в верх-
нюю часть камеры, а другая часть - непосредственно циркулирующему по
принципу противотока газу. По другой разработке этой фирмы камера снаб-
жена вертикальными охлаждающими перегородками, которые опираются на
полые балки, охлаждаемые газом.
Фирма «Бергверксфербанд» (ФРГ) защитила технические решения по
двухступенчатой системе сухого тушения кокса [37]. На первой ступени кокс
охлаждается до 800 С инертным газом, а на второй - до 250 °C газом, со-
держащим преимущественно водяной пар. Этот газ, нагретый до 600 —
700
*-> используется для термической подготовки шихты. Между двумя
ступенями тушения имеется шлюзовое устройство для пропускания кокса и
оса газа. По другой разработке этой фирмы охлаждение кокса в первой
ступени осуществляется исключительно путем косвенного теплообмена ме-
У коксом и хладагентом через стенки теплообменника, а на второй - с по-
Фью охлаждающего газа, содержащего водяные пары.
техни°НСКаЯ ФиРма "Исикавадзима Харима Дзю-Когё К» предложила ряд
вающИх^ИХ РеШеНИЙ П° КОНСТРУКЦИЯМ загрузочных устройств, обеспечи-
одному из°Лее РаВ"ОмеРНЬ1Й по сечению камеры тушения сход кокса [37]. 11о
иыми от НИХ КРышка тушильной башни оборудована несколькими прием-
Над башней ИЯМИ’ Рас,юложе|,НЬ|ми по окружности вокруг центра башни.
ВеРстиями^ Установлен загрузочный раструб, соединяемый с приемными от-
к°кса растп *РЬ1шке башни посредством наклонного желоба. При загрузке
Направляя кок ,П°В0Рачивается вместе с желобом вокруг вертикальной оси,
поочередно в разные приемные отверстия. Тем самым дости-
239
гается более равномерное заполнение банши и более эффективный
мен между коксом и газом.
Несмотря на множество разработок по технике сухого тушения .1
предложенных в последнее время в разных странах, проблемы герметиз°КСа'
загрузочного и разгрузочного устройств, угара кокса, образования то^*1
ных газов, равномерного распределения потоков кокса и газа по сечению **
шильной камеры не получили эффективного решения. Следовательно даль"
нейшие поиски в этих направлениях являются актуальной задачей.
7.2 Расчет установки сухого тушения кокса
Основными задачами расчета УСТК являются:
-	определение расхода инертных газов, используемых в качестве охлаж-
дающего агента;
-	определение размеров тушильной камеры или количества типовых ка-
мер заданных размеров;
-	определение гидравлического сопротивления системы циркуляции инер-
тных газов.
Первая задача решается на основе уравнения теплового баланса процесса
тушения кокса.
Размеры камеры тушения определяются временем охлаждения кокса до
заданной температуры, которое зависит от интенсивности теплообмена меж-
ду коксом и газом и может быть определено из уравнения теплопередачи.
Расчет усложняется из-за нестационарности переноса тепла изнутри кус-
ков кокса к поверхности и отсутствия надежных данных о значениях коэф-
фициентов теплопередачи в камере тушения. Предложенные разными авто-
рами эмпирические формулы дают значения коэффициентов, различающиеся
между собой в 2 - 3 раза.
Гидравлический расчет УСТК заключается в определении потерь давле-
ния в слое кокса и других элементах газового тракта. Он основан на форму-
лах, приведенных в расчетах сушильной установки (п. 2.7) и распределения
давлений в отопительной системе коксовых печей (п. 5.4).
7.2.1 Тепловой баланс процесса тушения кокса
В зависимости от характера решаемой задачи уравнение теплового бала
са может быть составлено для отдельной камеры тушения, для котельно
агрегата или для всей установки сухого тушения кокса в целом за еди
времени или для единицы массы (объема) кокса.	пейД
Расход инертных газов в тушильной камере определяется из урав
теплового баланса за единицу времени, которое может быть представл
следующем виде:
240
с ,Ск] A1 +V. с +v„	t,: + Qy. =
— (Jk - cK2 ' гк2 + К' ' c.-2 ’ ?.'2 + У г c\ 'fv + Quoin
ИЛИ	G . (Q1 . fK| - Ck2 tk2) + Q,. =
— V (с л  i 2 — c ।	c~	c,:	’	(7-1)
кг
 eG _ количество кокса, поступающего в камеру тушения, —;
t t 1 температура кокса соответственно на входе и выходе камеры
тушения, С;
с с 2 ‘ удельная теплоемкость кокса соответственно на входе и вы-
ходе камеры тушения,-------
кг  град
3
нм
у - объем циркулирующих газов,----;
t-l> f 2 ' температура циркулирующих газов соответственно на входе
и выходе камеры тушения, °C;
у - объем воздуха, подсасываемого в систему через неплотности,
3
нм
ч
V,. - объем газов, теряемых в атмосферу вследствие утечки через
3
нм
неплотности,----;
ч
tH, ty - температура соответственно подсасываемого воздуха и газов
утечки, °C;
c. l’c.'2>c(i>cv - объемная теплоемкость соответственно циркулирую-
щих газов, воздуха и газов утечки при соответствую-
щих температурах, —КДЖ_•
/ги • град
Q-уг - количества тепла, выделяющегося вследствие угара кокса,
кДж
ч
Qnoni - количество тепла, теряемого с поверхности камеры тушения в
окружающую среду, к^ж
Ры тушениГ^Т1 °РИентиРовочное значение производительности одной каме-
я w/ч . Тогда количество камер тушения, необходимых для об-
241
служивания 4 батарей по 77 печей с полезным объемом 30 ,и3 г
печей 16,5 ч и продолжительности циклической остановки для
работ 1,5 ч, равно:
При обороте
’ Ремонтных
4-77 30-0,75-0,7
(16,5-1,5)52
„	т
где 0,75 - насыпная плотность влажной шихты, —
м5
0,7 - выход валового кокса,-------------.
т влажной шихты
Принимаем для установки 6 камер тушения рабочих и 2 резервных.
11ри этом производительность одной камеры составит:
52 —= 53,9 - .
6,0 ч
Ниже приведен расчет количества циркулирующих газов при следующих
исходных данных:
— количество кокса, поступающего в камеру, GK, —........53900
ч
—	температура кокса, С:
на входе в камеру Гк1......................................1000
на выходе из камеры tK2......................250Я
кДж
- теплоемкость кокса,-------:
кг  град
при температуре 1000 °C ск1...................1 >4°
при температуре 250 ° С ск2...................
ги
-	угар кокса в камере тушения (ру, %.........................
Г, кДж	30600
-	температура сгорания кокса QH, —.........................J
кг
температура циркулирующих газов, °C:
на входе в камеру t,j...........
на выходе из камеры t,2.
180
800
—	состав циркулирующих газов, % объемн.:
СО2 - 8,5	А12-71,0
СО - 16,2	О2 - 0,6
Н2 - 3,7	Всего - 100,0
242
„„пер.тУГ"“»””ЩеГ°"’ДУХа' С...............
теплоемкость циркулирующих газов при 180 С:
Объемная те
20
”	= о 085 -1 766 + 0,162 -1,304 + 0,037 -1,290 + 0,71 • 1,301 +
с,1 = 2.У‘'с'‘	’
+ 0,006-1,328 = 1,341	-
нм  град
Объемная теплоемкость циркулирующих газов при 800 °C:
_£v..c,.= 0,085 • 2,131 + 0,162 • 1,385 + 0,037  1,314 + 0,71 • 1,369 +
Сг2 ~ Zl
+ 0,006-1,448 = 1,435	"^Ж
нмУ  град
Количество тепла, выделяющегося вследствие угара кокса в камере:
n - G . ^22. q = 53900 	• 30600 = 4948020 - 7—
у‘ к 100	100	ч
Количество воздуха, подсасываемого в систему, принимаем равным рас-
ходу его на горение кокса по реакции С +	> СО2 :
з
=0,01-9? -Gk • —  4,76 = 0,01-0,3-53900 —-4,76 = 1436,4 — ,
у * 12	12	ч
где 4,76 - объем воздуха в щ3, содержащий 1 м3 кислорода.
В соответствии с уравнением реакции горения объем газов, теряемых в
атмосферу вследствие утечки, равен объему подсасываемого воздуха, то
есть:
V(,=Vn= 1436,4 — .
ч
Пущ|^ИНИМаеМ темпеРатуру газов утечки как среднюю температуру циркули-
1'.''ч|цих газов:
= 180+^00 = 4% „с.
2
2
243
Объемная теплоемкость газов утечки при этой температуре:
с, = X >’i' cyi = °-085 1-988 + 0,162  1,339 + 0,037 1,302 + 0,71  1,331
1=1
+ 0,006 1,384 = 1,387 --^ж .
нлг  град
Теплоемкость подсасываемого воздуха при температуре =20 °C-
с„=1,294-^-
нм  град
Потеря тепла в окружающую среду с поверхности камеры сухого тушения
определяется по формуле:
в,,1>т=(ак+ a„)(fn-r„.)F,
(7.2)
где - коэффициенты теплоотдачи соответственно конвекцией и излу-
чением с поверхности камеры в окружающую среду,
кДж
2
м  град  ч
Для определения коэффициента теплоотдачи конвекцией
кДж
ч м2 град-4.
рекомендуется эмпирическая формула [5, 38]:
Коэффициент теплоотдачи излучением
Вт
м~ град'
определяется по фор-
муле [7]:
(7.4)
где
Со =5,67
Вт
M^F
коэффициент излучения абсолютно черного тел •
«л =6-3/гл-гв .
Епр - приведенная степень черноты.
244
г;//, =0,69.
остального кожуха принимаем
Принимаем общую площадь наружной поверхности камеры тушения
/•=270 м2 [3], а температуру наружной поверхности =70 °C.
Тогда:
14,08-
а,. =6 >/70-20 = 22,06
кДж
2
м  град  ч
70+ 273У
100 J
70-20
20+ 273 У
100 J
= 18,22 -2-^Ж
лГ град ч
б„„„, =(22,06+ 18,22) (70-20)-270 = 543780 —Ж .
ч
шени^гкиу, ЗИаЧения величин в уравнение теплового баланса камеры ту-
53900  (1,48 -1000-1,0 • 250) + 4948020 =
или V ^’435'800 ~ *’341 18°)+1436,4 (1,387 • 490 -1,294 • 20) + 543780
откуда.	71245020 = 906'62 • V +1482826,5,
ни3
V. =76947,6 —.
245
Таблица 7.1 - Тепловой баланс камеры тушения кокса
Прикладная часть		Расходная часть	
Наименование потока	кДж ^прих'	Наименование потока	о Дж ^расх-> —--
1. Кокс	79772000	1. Кокс	13475000"
2. Циркулирующий газ	18573612	2. Циркулирующий газ	88335845
3. Угар кокса	4948020	3. Потери в окружающую среду	543780
4. Подсосанный воздух	37174	4. Газ утечки	976220
Всего	103330806	Всего	10333084?
Удельный расход циркулирующего газа:
К 76947,6	/мг3
---—	= 142 /,о	 ,
GK 53,9----------------т кокса
нм3
что соответствует нормам Гипрококса 1450-1500
т кокса
Результаты расчетов приведены в таблице 7.1.
7.2.2 Тепловой баланс котельного агрегата
Тепло, переносимое циркулирующими газами из камеры тушения кокса в
котельный агрегат, расходуется на производство перегретого пара и на ком-
пенсацию потерь в окружающую среду.
Уравнение теплового баланса котельного агрегата может быть представ-
лено в виде:
V’ ' с<’2 ' Т’2 &пв ' Jne — Y’ ' с.1 ' Г1 + &пп ' 'пп + &пр ' ^кв + Qnont ’ 0-^ I
/\<3
пв - расход питательной воды в котле, —;
ч
кг
Ь11п - количество получаемого перегретого пара, —;
ч
G,ip - количество воды, выводимой из котла с целью удаления соле
(продувка котла), —;
ч
246
энтальпия питательной воды, перегретого пара и котельной
>пв ’ *пл ’ 1'1’	кДж
воды соответственно, ——-;
потери тепла с внешних поверхностей котельного агрегата в ок-
6""'» '
ружающую среду, —— 
ическим данным количество воды, выводимой из котла при про-
По ПРа являет 5 % от количества производимого пара, то есть:
дувках, состав
Gii/> = °>05' Gnn !
G„B=l,05G„„ .
Потери тепла в окружающую среду принимаем равными 1,5 % от количе-
ства тепла, отдаваемого циркулирующими газами, то есть:
е,ш„,=0,015-у.-(с.2-г2-с,гГ1) .
При таких допущениях уравнение теплового баланса котельного агрегата
можно представить в виде:
0,985-Vr -(с.2 г,2 -с.] Ci) = Gnn(/„n -i№) +0,05-Gn„ (iKe-ine) .
Количество получаемого пара:
G ^0,985-У.(с,2  Г2~с,] • f,i)
'„«-'и»+0,05
Принимаем следующие параметры получаемого пара:
давление пара, ат ............................................40
~	температура перегретого пара, °C.............................450
энтальпия перегретого пара, к^ж ..............................3330
кг
энтальпия питательной воды, К^Ж ..............................420
кг
энтальпия котельной воды, ....................................1050
кг
Тогда:
Gnn = 2g§L76947,6  (1,435  800 -1,341  180) =	кг
3330-420+ 0,05 (1050-420)	’ ч
247
Таблица 7.2 - Тепловой баланс котельного агрегата
Приходная часть		Расходная часть	
Наименование потока	п	к^ж *2прих ’	Наименование потока	о кДж ^расх >—— 	 Ч 18573612 77265990
1. Циркулирующий газ	88335845	1. Циркулирующий газ	
2. Питательная вода	10302114	2. Перегретый пар	
		3. Продувочная вода	1218157~~
		4.11отери в окружаю- щую среду	1046433
Всего	98637959	Всего	98637951
Результаты расчетов теплового баланса котельного агрегата представлены
в таблице 7.2.
7.2.3 Определение времени охлаждения кокса
Время охлаждения кокса зависит от его ситового состава, удельного рас-
хода циркулирующих газов, конструкции устройств для распределения пото-
ков газа и кокса по сечению камеры тушения. Оно определяется из уравнения
нестационарного теплообмена, которое может быть составлено для отдельно-
го куска кокса или для единицы объема коксовой засыпки.
В первом варианте уравнение имеет вид:
тк '(СН Л1 -ск2 ^2) = f,<  к-Мср т,
(7.6)
где т,. - масса куска кокса, кг;
fK - поверхность одного куска кокса, м2;
к - коэффициент теплопередачи изнутри кусков кокса в газовый поток,
кДж
2	’
м ч- град
\tcp - средняя разность температур кокса и газа, С;
Т - время охлаждения кокса, ч.
Масса сферического куска кокса:
Дс/3
т*=~Р"
248
. диаметр куска кокса, л<;
где “	кг
। р . плотность кокса в куске, .
Поверхность куска кокса:
Л =л-</2.
Коэффициент теплопередачи определяется как величина, обратная сумме
мических сопротивлений куска кокса и газового потока:
КЧ~ •	(7-7)
1=1
Термическое сопротивление газового потока определяется по формуле:
1
г. — —,
а
где а = ак +аи - общий коэффициент теплоотдачи конвекцией и излучени-
ем от кусков кокса к газу, —^кДж----------------
лт  ч • град
Для определения коэффициента теплоотдачи конвенцией некоторые авто-
ры [5, 27, 38] рекомендуют формулу Кистнера, используемую в расчетах ре-
генеративных теплообменников:
,,0,5
„ ,	ккал
^=8’3ЛД ~~2---------7
a f м ч град
или
d j м ч- град
и % скорость газов в свободном сечении слоя кокса, приведенная к нор-
мальным условиям (О С, 760 .им рт. ст.), —;
d - э	с
валентный (гидравлический) диаметр живого сечения слоя кок-
Коэфф03, *
Формуле (д jg? ,е,1Л00тДачи излучением от кокса к газу определяется по
^п-4.1). в условияПрИВеДе,,Н0Й в Расчете регенераторов коксовых печей
процесса сухого тушения кокса из-за низкого содержания
249
в циркулирующих газах оптически активных компонентов (СО2 и Ц q
малой толщины газового слоя между кусками кокса значение коэффИци **
Вт
теплоотдачи излучением составляет около 2,3 —
,м
8,3
'рад лГ ч грвд1’
что примерно в 15 раз меньше коэффициента теплоотдачи конвекцией и <J
этому может не учитываться.
Термическое сопротивление куска кокса определяется некоторыми авто-
рами [5,38] по формуле:
d
2-Л'
(7.9)
где d - диаметр куска кокса, м.
Л - коэффициент теплопроводности кокса в куске, —^Дж__
мч- град
Но другим данным [19] термическое сопротивление куска кокса в 2 раза
меньше, то есть:
(7.Ю)
Проведенный нами дифференциальный анализ переноса тепла в сфериче-
ском теле подтверждает правильность формулы (7.10).
Таким образом, формула (7.7) для определения коэффициента теплопере-
дачи от кокса к газовому потоку может быть представлена в виде:
(7.И)
а 4-Л
Умножив левую и правую части уравнения (7.6) на число кусков кокса
1 .и3 слоя, получим уравнение теплообмена для единицы объема коксовой
засыпки в тушильной камере:
Р„  (<\1 • 1 -ск2 tK2)=f к- т’
кг
где ри - насыпная масса кокса в тушильной камере, —z-;
лГ
.и2
f - удельная поверхность кокса в слое, —=-.
м
250
поверхностного коэффициента теплопередачи на удельную
Произведение ставляет собой объемный коэффициент теплопереда-
поверх,,ость К°КС
кД*^.;
чИ- ^.ц-град
Kv = f К .
Тогда уравнение теплообмена для 1 .и3
слоя кокса принимает вид:
p,r(cK\ tKX-cK2 tK2) = Kv \tcl) T .	(7.12)
определения объемного коэффициента теплопередачи различными ав-
ми предложен ряд формул, результаты расчетов по которым сильно раз-
Т°™ тся между собой и с практическими данными. На основании крити-
ческого анализа этих формул и экспериментальных данных Б.И. Китаев
предложил определять коэффициент теплопередачи для кусков кокса с бес-
конечной теплопроводностью, теоретически равный коэффициенту теплоот-
дачи от поверхности кокса к потоку газа, по формуле [39]:
0,9 т 0,3
00	1	0J	। /,1,68т: 3,56-г2	/п ]
к = «,.=160--------- -10	,	(7-13)
J0’75
где av - коэффициент теплоотдачи от поверхности кокса к газовому потоку,
ккач
м3 ч-град
a0f - скорость газов при нормальных условиях (0°С и 760 мм pm. cm.),
отнесенная к полному сечению тушильной камеры (фиктивная
нм3
скорость), —-— ;
м  с
средняя температура циркулирующих газов в камере, К;
средний диаметр кусков кокса, м ;
-	доля свободного объема в слое кокса.
вносит Реальнь1х КУСКОВ кокса с конечной теплопроводностью Б.И. Китаев
тела*17 В Ф°РМУЛУ (7.13) поправку на внутреннее термическое сопротивление
кокса, однозначно определяемую значением критерия Био:
Т
d
/	„	,,0,9 -,.0,3
Ч=<- 1 + —I = 160  °<______________________1()1.68£-3,56e2	(714)
I 3,5) i+Bi_ d0.15
3,5
251
где Bi = —— - критерий Био, характеризующий соотношение внутр^^И
внешнего термических сопротивлений процесса перец^В
пла изнутри кусков кокса в газовый поток;
-	коэффициент теплоотдачи от поверхности кусков кокса к
ккал
a
2	*
м ч- град
Я
, ,	ккал
-	коэффициент теплопроводности кокса,--------;
м • ч • град
г - радиус куска кокса, и.
При средних значениях порозности слоя кокса в камере тушения £=nj
критерия Био Bi = 10 уравнение (7.14) принимает вид [3]:
к,, =37-
„0.9 т-0,3
°>0fT
ккал
ч- град
(7.15)
или в пересчете на международную систему единиц СИ:
kv = 43 
,,0,9 т-0,3
®0/ Т
d°’15
Вт
м  град
(7.16)
На основании результатов эксплуатации промышленных УСТК Гипрои
внес некоторые коррективы в методику Б.И. Китаева. Для определения!
эффициента теплопередачи для кусков кокса с бесконечной теплопровода
стыо предложена следующая формула:
за
к” =160
—d—*
ккал
□
.м • ч • град
где
где <р - поправочный коэффициент, зависящий от содержания коксовой11
лочи в коксовой загрузке.
Для обычного ситового состава кокса рекомендуется принимать
Тогда:
„0,9 т0,3
й>п>  Т
K“=8O._2L-----
d
(7.17)
Объемный коэффициент теплопередачи для реальных кусков коК<
латается определять как величину, обратную сумме внешнего и внут
термических сопротивлений процесса теплопереноса. При этом терм
250
252
сопротивление кусков кокса принимается равным
эффиоиент теплопередачи:
. Тогда объемный ко-
9 Л
(7.18)
Сопоставление уравнении (7.11) и (7.18) показывает, что термическое со
противление куска кокса в последнем уравнении занижено примерно в 3
раза. Действительно, умножив левую и правую части уравнения (7 1 П на
удельную поверхность коксовой засыпки, получим:	'’ ’ а
к,
1 d
K~+^f
кокса можно представить как произведение
3
Удельную поверхность слоя
поверхности куска кокса диаметром d на количество кусков в 1 лг слоя:
TV-d3 d
Тогда:
При среднем значении
ВДент теплопередачи:
порозности слоя кокса с = 0,5 объемный коэффи-
(7.20)
Как показывают расчеты, формулы (7.15) и (7.18) дают завыше е_
нвя коэффИ11ие|1та
теплопередачи, при которых расчетное вре ' в
п* Кокса не превышает 1 ч, тогда как фактическое время тушен
н^Ь"“ЛеиныХ УСТК составляет 2 - 2,2 часа [5]. Такое расхождение объяс-
ся Различием условий теплообмена в экспериментальных установ
253
которые использовались для получения указанных зависимостей, и в
мышленных УСТК. В результате исследований установлено, что при Суц°'
ствующей конструкции загрузочного и разгрузочного устройств в промцщ'
ленных камерах тушения большого диаметра (6,5 .и) не обеспечивается рав
номерное распределение потоков газа и кокса в горизонтальном сечении
результате чего эффективность теплообмена резко снижается [40]. Поэтом
при проектировании промышленных УСТК время охлаждения кокса должно
приниматься в несколько раз больше значений, рассчитанных по формулам
Б.И. Китаева и Гипрококса.
Формулы, применяемые для расчета регенеративных теплообменников
дают значения коэффициента теплопередачи примерно в 3 раза меньшие, чем
формулы Б.И.Китаева, и время охлаждения кокса, рассчитанное по предло-
женной методике, достаточно хорошо согласуется с производственными
данными.
Ниже приведены примеры расчета времени охлаждения кокса в промыш-
ленной камере тушения по различным методикам при следующих исходных
данных:
—	температура кокса, ° С:
на входе в камеру........................................1000
на выходе из камеры............................250
-	температура циркулирующих газов, °C:
на входе в камеру.........................................180
на выходе из камеры............................800
-	ситовый состав кокса приведен в таблице 7.3 [19].
Средневзвешенные размеры кусков кокса определяем, исходя из допуще-
ния, что они имеют форму параллелепипеда с отношением толщины, шири-
ны и длины [19]:
d:s:l = O,75:1:1,35.
Средневзвешенная ширина кусков кокса:
5 = 0,0 1 • £ Sj • =
i=l
= 0,01  (0,09  8,3 + 0,07 • 21,7 + 0,05  44,3 + 0,0325 • 22,9 + 0,0175  2,3 + 0,005  0,5)
= 0,0527 м .
Таблица 7.3 - Ситовый состав кокса
Фракция, мм	100-80	80-60	60-40	40-25	25-22.	<10
Выход, %	8,3	21,7	44,3	22,9	2,3	
254
„взвешенная толщина кусков кокса:
Средневзвеи!
j = 0,75.5 = 0,75 • 0,0527 = 0,0395 .и .
Средневзвешенная длина кусков кокса:
I = 1,35  г = 1.35 • 0,0527 = 0,0711 м .
Объем куска кокса:
у = 5= 0.0527  0,0395 • 0,0711 = 0,148 • 10“3 л? .
Масса куска кокса.
=VK рк = 0.148 -10—3 -850 = 0,1258 кг,
,	ч Кг
где р,. - плотность кокса в куске (кажущаяся плотность), —.
л/
Поверхность куска кокса:
fK = 2-(s + <5)-/ + 2-s-<5 =
= 2  (0,0527 + 0,0395)  0,0711 + 2- 0,0527  0,0395 = 0,01727 м2 .
Доля свободного объема (порозность) и удельная поверхность стационар-
ного слоя кокса по формулам К.И. Сыскова [19]:
£(. =0,0005 •£ а,-х,=
1=1
= 0,0005 • (15,5 • 8,3 +11,3 • 21,7 + 9,1 • 44,3 + 7,6  22,9 + 6,7  2,3 + 6,3 • 0,5) =
л?
= 0,485	;
м
fc = 0,05 -£Д-х,- =
1=1
I'	6’7'8,3 + 8’6'21,7 +12  44,3 +18,5  22,9 + 34,3  2,3 +120  0,5) = 66.82	,
Гдеа ,Ь.	М
_ ирические коэффициенты;
Ыход ьтой фракции, %
255
При движении слоя кокса в тушильной камере его порозность чя
увеличивается. По данным Гипрококса [19] при полностью загружен. 5Тн°
мере понижение верхнего уровня кокса начинается только после выгру3к *а'
менее 8 - 10 % объема кокса. Из этого следует, что порозность движуще" "е
слоя кокса:
£,, = 1 - 0,91 • (1 - <.) = 1 - 0,91 (1 - 0,485) = 0,531 .
Этой
кокса:
порозности соответствует удельная поверхность движущегося
слоя
f = f . п = f 	= 0,01727  1 0,531 = 54,73
VK	0,148 10”3	.и3
3
где пк - количество кусков кокса в 1 м движущегося слоя.
Эквивалентный диаметр живого сечения движущегося слоя кокса:

4-£„ _ 4 0,531
/() ” 54,73
= 0,039 м
Диаметр сферического куска, эквивалентного по объему призматическому
куску средневзвешенных размеров:
J6-W ,/б-0,148-Ю"3
V л- \	3,14
= 0,0657 м.
Расчет времени охлаждения кокса по формулам для регенеративных
теплообменников
Выбор скорости газов в тушильной камере производится из условий обес-
печения достаточно высокой интенсивности теплообмена в слое кокса и до-
пустимой потери давления в нем. По данным Гипрококса оптимальная ско
рость газов при нормальных условиях, отнесенная ко всему сечению камеры
(фиктивная скорость), составляет 0,5 - 0,9 — [19].
с
При фиктивной скорости газа бУОу = О,7 — диаметр тушильной камеры-
V.
D = ,
3600-0,785 6УО/
76947,6
3600-0,785-0,7
= 6,2 м 
256
n - 6 5 jw . При этом фиктивная скорость газа:
Принимаем
76947,6	и
<w0 f =--------у = 0,6445 - ,
’ 0,785-6,5-	с
а скорость
газа в свободном сечении слоя кокса:
(У0=
= 0,6445 =1 2[4
0,531
м
с
Тогда коэффициент теплоотдачи конвекцией от кокса к газовому потоку:
„л=34.75.< = 34.75.«С = Ш,69^-
к d0;33	0,039°'33	м2чград
Пренебрегая коэффициентом теплоотдачи излучением, определяем коэф-
фициент теплопередачи по формуле (7.11):
к = I— =________1_______=________!_______= 5 3 3
1 , d 1	! 0-0657 0,00895 + 0,00981	’ м2 .ч.град ’
а 4-А 111,69 4-1,675
где 1,675 - коэффициент теплопроводности кокса, — А—
м ч  град
Средняя разность температур кокса и газа в камере тушения:
д, _ (1000-800)-(250-180)
1/1	, 1000-800	123,8 С '
In--------
250-180
Дения коксаеНИЯ теплоо®мена для кУска кокса (7.6) определяем время охлаж-
Г1 = ^-^-1Л-|-су2 ?к2) = 0,1258 (1,48 1000-1,0 250) _ f
^'к^ср	0,01727 53,3-123,8
Расчет
Р ени охлаждения кокса по формулам Б.И. Китаева
Средняя температура газа в слое кокса:
257
800 + 180
Г = 273 +-------= 763 К .
2
Объемный коэффициент теплоотдачи от кокса к газу (коэффициент .J
лопередачи при бесконечной теплопроводности кокса):
а= к™ = \60
0,9 г0,3
w0f‘ )п1,68-е-3,56-£
^0,75
= 160-
О,6440,9-7630,3
О,О6570,75
, 1 q1,68 0,531-3,56-0,531" __ ^077 2-10~^4117 __
,	. ккал
= 4697,6 —г--------
лГ  ч • град
и	к“ = 4697,6 • 4,186 = 19664,2	кДж—
м • ч • град
Поверхностный коэффициент теплоотдачи:
a = <=19664.2=3w кДж
f{)	54,73	м-чград
Это значение в 3,2 раза больше коэффициента теплоотдачи, определяемо-
го по формуле Кистнера.
Значение критерия Био:
д.^а-г = 359,3 • 0,0328 _?()/)
Я 1,674
Объемный коэффициент теплопередачи определяем по формуле (7.14)-
оо
KV=KV
J9664'2, =6529.9
L । 7,04)	м- ч град
I + 3,5 J
Соответствующий поверхностный коэффициент теплопередачи.
6529,9 _Н93 кДж
f 54,73	м2 ч- град
258
значения коэффициента теплопередачи, определяемого
„ , 2 раза б0ЛЬШе
что в— ',/7 11).
ПО формуле ( • сть Кокса в тушильной камере:
Насыпная ш
„ = {1 _ А А.= (1-0.531)-850 = 398,65	.
гН v '	м
Из уравнения теплообмена для 1
охлажлеНИЯ кокса-
э
м слоя кокса (7.12) определяем время
р„  (ск1  м -с,<г • tK2) = 398,65 (1,481000-1,0 250) = Q 6J
г2 =	6529,9  123,8
Расчет времени охлаждения кокса по методике Гипрококса
Коэффициент теплоотдачи от кокса к газу (коэффициент теплопередачи
при бесконечной теплопроводности кокса) по формуле (7.17):
^0.5' у-о.З о 644°’9-7630’3
av = < = 80 •	------= 80 • ’ —-------
v v	d	0,0657
= 6001,8
ккал
/и3  ч • град
или
6001,8 -4,1868 = 25128,2
кДж
a
м чград
Теплопроводность кокса:
2 = 0,4-4,1868 = 1,675 —
м  ч  град
(7 ]8°ЭФФициент теплопередачи от кокса к газу по формуле Гипрококса
= 1 =__________________________1___________
+	___1__ ! 0,03282 0,0398  10“3+0,0714 10"3
25128,2 9-1,675
Да вРемя охлаждения кокса:
= 8992,8 --КАЖ—
м'  ч  град
259
Гз = Ал-СкгЛг) = 398,65 (1,48 1000-1,0-250)
Kv  &ер
8992,8 123,8	~0’44 ч
Как уже отмечалось выше, в формуле Гипрококса (7.18) термичесщ
противление куска кокса сильно занижено, чем объясняется большое '
ние коэффициента теплопередачи
kv = 8992,8 -	—
м ч- град
рованной нами формуле (7.19) коэффициент теплопередачи от
условиях примера:
:ое Со_
значе-
 По СКоРРекти.
к~+бЯ(1-£„)
______________1_____________
1___ 0,0328 2
25128,2 6-1,675 (1-0,531)
кокса к газу ц
= 3730,7—
ч град ’
При этом время охлаждения кокса:
*4 =
398,65 (1,48-1000-1,0-250) [
3730,7 123,8
Для оценки полученных результатов определим фактическое время пре-
бывания кокса в промышленной тушильной камере Гипрококса производи-
тельностью 52 —. Общий вид и размеры тушильной камеры приведены на
рисунке 7.1.
Фактическое время пребывания кокса в теплообменной зоне промышлен-
ной камеры определяется по формуле:
т _ ^пю ' Рн
ф GK ' I
где ^1пп ~ объем теплообменной зоны в тушильной камере, л<3;
кг
Ри - удельная насыпная масса кокса в тушильной камере, —у!
м
кг
- количество кокса, подаваемого в тушильную камеру, —•
Объем теплообменной зоны:
V - V + V
/I/O т 1/111 = г кон
260
Рис. 7.1 - Общий вид и размеры камеры тушения Гипрококса
где И(/„, - объем цилиндрической части камеры, л/,
' объем конической части камеры над уровнем ввода инертных
3
газов, лг.
Объем цилиндрической части камеры:
V,IIL, = 0,785 D2  Н,,п1 = 0,785 • 6,52- 6 = 199 .и3 .
гI Ъем конической части камеры над уровнем ввода инертных газов:
V«„, =--^-(б,52-5,63-4,772-4,1з)=37,65 .и3 .
Тогда:
v,n„= 199 + 37,65 = 236,65 лг3 .
ч
е вРемя пребывания кокса в теплообменной зоне:
_ _ 236,65 398,65
Гл =-------------— = 1.8 и
261
Из анализа результатов расчетов процесса охлаждения кокса по п
ним методикам следует, что наиболее близкое к производственным да ЛИЧ'
значение времени охлаждения кокса (1,36 ч) дает расчет коэффициента 'hl4
лоотдачи по формуле Кистнера (7.8) и коэффициента теплопередачи по
муле (7.11). Рассчитанное по ним время охлаждения кокса до 210 - 200"Я
составляет 2,0 - 2,2 ч, что совпадает с практическими данными о времен
пребывания кокса в промышленных камерах [5].
Формулы Б.И. Китаева дают значения коэффициентов теплообмена меж
коксом и газом, завышенные в 1,6 - 1,8 раза по сравнению с наблюдаемыми
значениями в промышленных камерах.
7.2.4 Определение размеров камеры тушения
Для тушения кокса, выдаваемого из 4 батарей, было принято 6 рабочих и
2 резервных камеры тушения (п. 7.2.1).
11роизводителыюсть одной камеры тушения: GK =53900 —.
ч
нм3
Расход инертных газов в одной камере тушения: V. =76947,6 -. 1
ч
1 Три времени охлаждения кокса Т(> — 1,8 ч необходимый объем теплооб-
менной зоны:
V =(2^L± = 53900Д8^243 37 мз
"" р„ 398,65
При диаметре тушильной камеры D = 6,5 м объем ее конической части
над уровнем ввода инертных газов VKIIII - 37,65 м3 (п. 7.2.3).
Тогда объем цилиндрической части камеры:
Ц,„, =	- VKl)ll = 243,37 - 37,65 = 205,72 .и3 .
Высота цилиндрической части камеры:
^ = ^05Л^ = 612 м
s 0,785 6,52
Объем форкамеры определяется из условия обеспечения иег1РеРь,вН blX
боты УСТК в течение 1,5 ч при циклических остановках выдачи
печей. При этом объем форкамеры:
G, г„ 53900 1,5 „ппо з
у. =--------- =--------= 202,8 м .
'1,к р„ 398,65
п и диаметре форкамеры D,/)K =5,78 .и высота форкамеры:
Уф,; _	202,8
~ 0,785 OjL 0,785 -5,782
= 7,7 м .
К PI „размещении УСТК напротив угольных башен циклические остановки
а батареях блока могут производиться поочередно. 11ри этом объем и высо-
та форкамеры уменьшаются в 2 раза.
7.2.5 Гидравлический расчет УСТК
Целью гидравлического расчета УСТК являются определение оптималь-
ных размеров газоходов, циклонов и других элементов аэродинамической
схемы, потерь давления в них и выбор циркуляционного дымососа.
Потери давления в большинстве элементов установки определяются по
формулам, приведенным выше (главы 2 и 5). Специфическими элементами
аэродинамической схемы УСТК являются камера тушения, заполненная кок-
сом, и устройства для ввода и вывода инертных газов. Из-за недостаточной
изученности структуры потоков в них определение потерь давления пред-
ставляет значительные трудности.
Предложено несколько эмпирических и теоретических формул для опре-
деления гидравлического сопротивления слоя кокса. По данным А.С. Брука и
Других исследователей потери давления в слое металлургического кокса
толщиной 1 м определяются по формуле [38],	:
м
rfP_5,9v°’45^55 /1’45 p
dH	е3
(7.21)
* кинематическая вязкость газа, ——;
с
®0 скорость газа в свободном сечении слоя кокса, — ;
с
Д ьная поверхность кокса в слое, ;
р - плотность газа
’.и3’
263
м3
Е - удельный свободный объем (порозность) слоя кокса, —
м3
Более обоснованную с теоретической точки зрения зависимость дщ, J
чета потерь давления в слое толщиной 1 ,м предложил Н.М. Жаворонков
Рассматривая слой кокса как совокупность параллельных каналов с г-
но размещенными в них диафрагмами, он предлагает определять потери
f
ления в нем — по формуле:
(iia}
— по формуле:
V м J
РегУлЯр.
• 1 Дав*
dP _ 4 Л р а>2
dH~ d, 2
(7.22)
где Л - безразмерный коэффициент, учитывающий потери давления как на
трение, так и на местные сопротивления в слое кокса;
d - эквивалентный диаметр каналов, образованных кусками кокса, эи;
м
а) - истинная скорость газа в каналах, —.
с
При турбулентном режиме движения газа, который имеет место в про-
мышленных камерах тушения кокса, условный коэффициент трения опреде-
ляется по формуле:
3,8
Re02
(7.23)
Рассматривая слой кокса толщиной 1 м как совокупность местных сопро-
тивлений, Гипрококс рекомендует определять потери давления в нем по уп-
„ ,	( Па
рощеннои формуле —
V м
dP _ „ р аг
dH~^ 2
(7.24)
По данным Гипрококса, основанным на результатах обследования про-
мышленных УСТК, коэффициент сопротивления слоя кокса толщиной
приведенный к скорости газа в незаполненной камере: £ = 286 м
Анализ приведенных зависимостей показывает, что наиболее близкие
производственным данным результаты дают формулы Н.М. Жавор
(7.22) и Гипрококса (7.24). В интегральной форме они могут быть пред
лены в виде:
ДР = 42—
d, 2 Т„
(7.25)
264
ДР = 286H — й>0/ 	.	(7.26)
2 T„
асчета гидравлических сопротивлений основных элементов аэ-
ПРиМ^ескОц схемы УСТК представлен ниже. Исходные данные для рас-
родина из Предыдущих примеров, рассмотренных в настоящей главе,
четов приня
/) Потери давления в слое кокса
Плотность газа, циркулирующего в камере тушения:
А) ~ 22,4
О 085-44+0,162-28+0,037-2 +0,71-28 + 0,006-32 28,42 , кг
в—-------------------------------------------------= 1,269 —-
22,4	22,4
Средняя температура газа:
I	§22^ = 490 с.
2
Вязкость газа при средней температуре: // = 32-10-6 Па-с.
Значение критерия Рейнольдса для потока газа в слое кокса:
Re_ai-rf,-p (^dtPa 1,214-0,039 1,269
А	А	32-10”6
Коэффициент трения в слое кокса:
,	3,8
°бЩад высота слоя кокса:
=6,2+ 1,5 = 7,7 м .
Давления в слое кокса по формуле Н.М. Жаворонкова (7.25):
3,8
18780’2
= 0,841 .
265
АР =4 Л — Ро =
d, 2 Т„
= 4 0,841
7,7
0,039
1,269-1,2142
2
™ = 1735,8
273
Па .
Потери давления в слое кокса по формуле Гипрококса (7.26):
286 Н
2 т
Рп ' ^0/ Тср
2 ' То
1,269 0,644“
286 • 7,7 ----------
2
----= 1620,9 Па .
273
Учитывая, что скорость газа на входе в слой кокса и на выходе из него в
косые ходы значительно превышает расчетное значение, принимаем для
дальнейших расчетов:
ДР,., =1735,8-1,1 = 1909,4 Па .
2)	Потери давления в распределителе газа
Представляя распределительное устройство для ввода газа в камеру туше-
ния (дистрибьютор) как местное сопротивление, потери давления в нем мож-
но определить по формуле:
2
др _ Ро ' ^0 Тпх
‘ЛГ()истр Ь п т1 ’
2	/0
11о практическим данным коэффициент сопротивления распределителя га
за, отнесенный к скорости газа на входе в цилиндрическую часть камеры-
^ = 280.
Тогда:
ап	1,269 1,2142 273 + 180 яхл о П
&P(lMlni> = 280' ----1--------------= 434’8 Па •
3)	Потери давления в косых ходах
Потери давления в косых ходах определяются по формуле:
266
ЬР
К-Х а
Плотность газа при температуре 800 С:
р = ро — = 1-269------= о 323
и Т 273 + 800	_м3
Площадь наиболее узкого сечения косых ходов:
5„=38-0,32 =3,42 м1 .
Скорость газа в наиболее узком сечении косых ходов:
_ уО.Г _ 76947,6 (800+ 273) м
к' V	—	41 j о ——
3600 -5„- Т„ 3600-3,42-273	с '
Тогда потери давления в косых ходах:
0,323-24,562
= 2,5------—!-----= 243,5 Па .
2
4)	Потери давления в газоходе
Потери давления в газоходе определяются по формуле:
др . = 2 —
d, 2
Принимаем скорость газа в газоходе: (y.v = 20 — .
Чдощадь сечения газохода:
5=______V.° T = 76947,6 (800+ 273)	2
3600 а)гхТ„ 3600-20 273	“ ’ М
Эк
КоэФф<ици"НЬ1Й ДИЭМетр газох°Да: < =1,86 .и .
^ри .nJ1е1,Т Трения в кирпичных каналах: А = 0,05 .
азох°Да / = 8 .и потери давления в нем:
267
ЛР,
= 0,05 —
1,86
0,323 202
2
Па .
5)	Потери давления в пылеосадительном бункере
Коэффициент сопротивления пылеосадительного бункера, отнесенный
скорости газа на входе: ~ 1,5.
Тогда потери давления в пылеосадительном бункере:
д^^.£^ = 1,5.2^221=97 Па
О1 ПК ~	2	2
6)	Потери давления в котле
Потери давления в котле определяются по формуле [8]:
Критерий Эйлера при поперечном омывании потоком шахматного пучка
труб определяется по формуле [8]:
£„=(2,7 + 1,7 т)-Re-0’28,	(7.27)
где т - число рядов труб в пучке в направлении движения газа;
Re - критерий Рейнольдса, определяемый по наружному диаметру труб
и скорости газа в зазоре между ними.
Принимаем:
м
- скорость газа в узком сечении пучка труб ГУ =10 —,
— диаметр труб d = 0,03 м .
Критерий Рейнольдса:
„ pda 0,454 0,03 10
Re = —----=-----------т---= 4256 .
р 32Ю~°
Число рядов труб: т = 110 .
Критерий Эйлера:
Ей = (2,7 +1,7 110 ) 4256'0’28 = 18,28 .
268
Потери давления
в котле:
лр =18,28 0,454 102 =830 Па .
КО 1)1.1	’
7) Потери давления в циклонах
Оптимальная скорость
газа в циклонах НИИОГаз принимается из условия:
2	2
^ = ^.^ = (550 + 750)^ .
р 2	с
Плотность газа при 180 С:
А = А)
— = 1,269
Т
273	„ кг
---------= 0,765 —= .
180 + 273 м3
Коэффициент сопротивления циклонов ЦН-15: ^ = 105 .
Скорость газа, приведенная к полному сечению циклона:
/2-АР,,	| 2-650	л/
со.,,, =,-------- = --------------= 3,58 —
' Цр	V Ю5 0,765	с
Общее сечение циклонов:
„	_	И,0?	76947,6 (180 + 273)	2
^оош	~~	—	1 Л/ •
' 3600 й)„р • То 3600-3,58-273
Принимаем для установки 2 циклона, работающих параллельно. Тогда се-
чение одного циклона:
9,91
2
= 4,95 мг .
с .
с _
"	2
Диаметр циклона:
I 4,95
0,785
= 2,51

Поте'ИМЭеМ ДЛЯ Установки Два циклона диаметром 2,5 м.
Ря Давления в одиночном циклоне:
269
АР,, =650- р = 650 0,765 = 497,2 Па .
Для группы циклонов, работающих параллельно, потери давления
чиваются примерно на 20 % за счет сопротивления распределительных^**'
бопроводов. Тогда:	'
ДР =1,2-497,2 = 596,6 Па .
8) Потери давления в трубопроводах
Общие потери давления на трение и местные сопротивления в трубопро-
воде определяются по формуле:
^тр ~
I п
d :=
Р'^тр
2
Диаметр трубопровода определяем из условия, что скорость газа в нем
м
равна 15-20 —:
у0 г
^т/>
76947,6 (180 + 273)	, ,по
---------'---------— = 1,608 м .
3600  а  0,785  Т() \ 3600 17,5 • 0,785 • 273
Принимаем d/n/, =1,6 и. Тогда скорость газа:
°>nip
= 17,5- Ь608
I 1,6
2
I	м
= 17,67 - .
с
Критерий Рейнольдса для потока газа в трубопроводе:
Re^w/,Jpj7,67.1,6 0,765=939287
Р	23-10~6
л -1 5 им коэф'
11ри абсолютной шероховатости стенок трубопровода Д -
фициент трения Л = 0,018 [8].	авнЫХ
Принимаем общую длину трубопровода 1 = 50 м, количество
поворотов на 90 равным 6 (для них = 0,2).
Т огда:
270
&Ртр
0,018 —+0,2-6 •
1,6 J
17’67~ °-765 = 209,7 Па .
2
9 Потери давления в измерительной диафрагме
Р и отношении сечений диафрагмы и трубопровода т =
оэффипиент местного сопротивления < = 4,0 .
Тогда:
,	\2
а()иифр
d"'l> >
= 0,5
2	?
„ р о>тр .„ 0,765-17,672	„
ЬР.Ншфр = $----= 4’°-----------2------= ’	'
Общие потери давления в аэродинамической схеме УСТК:
п
ЛР= 1ЛР,=
=1909,4 + 434,8 + 243,5 + 13,7 + 97,0 + 830,0 + 596,6 + 209,7 + 476,6 = 4811,3 Па
Принимаем для установки мельничный вентилятор ВМ-160/850-1 произ-
м3
водительностью 160000 — с полным давлением 6500 Па [42].
ч
7.2.6 Расчет процесса охлаждения кокса на ЭВМ
(7 г теоРетической точки зрения интегральное уравнение теплообмена
1, используемое для определения времени охлаждения кокса, справедли-
ен лишь при условии, что удельная теплоемкость газа и кокса и коэффици-
теплопередачи являются постоянными по высоте слоя величинами. В
туры ИТельности э™ величины в значительной степени зависят от темпера-
Пр ’ И ПОЭТОМУ их значения увеличиваются по высоте тушильной камеры
тер из Но в 1’5 раза. Вследствие этого нарушается экспоненциальный харак-
сРедняя еНИЯ темпеРатУР газа и кокса по высоте камеры, и действительная
Ческого Разность температур существенно отличается от среднелогарифми-
Т’ально !Начения- 1аким образом, расчет времени охлаждения кокса по инте-
Ми.Ботее "!Равнению теплообмена связан со значительными погрешностя-
точные результаты могут быть получены путем деления слоя кокса
271
Рис. 7.2 - Расчетная схема камеры тушения
на конечное число элементарных слоев и последовательного решения задачи
для каждого из них.
Рассмотрим процесс охлаждения кокса в неподвижном слое высотой Н
(рис. 7.2).
Пусть начальная температура кокса равна tl(), температура газа на входе в
слой t.0= const, скорость газа, приведенная к общему сечению камеры и
стандартным условием (0°С, 760ммрт.ст.), a>Oj-= const.
В результате теплообмена между коксом и газом по высоте слоя устанав-
ливается определенное в каждый момент времени распределение температур
кокса и газа. Для нахождения последних в любой точке слоя в любой момент
времени можно воспользоваться методом конечных приращений.
Разделим слой кокса на элементарные слои толщиной ДЯ. Будем считать,
что температура кокса во всех точках элементарного слоя является одинако
вой и постоянной в определенном интервале времени Дг, а по истечении
этого времени уменьшается скачкообразно на величину Д/А. Температура
за в пределах элементарного слоя также является постоянной, а при перехода
в вышерасположенный слой увеличивается скачкообразно на величину
Решая совместно уравнения теплопередачи и теплового баланса для
ментарного слоя кокса при заданной начальной температуре его, н .
увеличение температуры газа в данном слое Дг у и, следовательно, з
температуры газа в вышерасположенном слое. Для выбранного инТ^меН.
времени Дг находим уменьшение температуры кокса Д^у в каждом
тарном слое и, следовательно, распределение температуры кокса по
272
пОслеДУ>°[Цего интеРвала времени. Расчеты повторяются до тех пор, пока
ДлЯ ,раТура кокса в верхнем слое или средняя температура кокса в камере не
ТеМ"ет ниже заданного значения.
^Ниже приводится математическое описание процесса охлаждения кокса в
„.„„и с описанной выше схемой.
соответствии
Количество тепла, передаваемого от кокса к газу в элементарном слое се-
чением 1 -и2’ высотой Д/7 за время Дг, равно:

где kv - объемный коэффициент теплопередачи от кокса к газу, ——Ж—;
м-с- град
Дг - интервал времени, с .
Изменения температуры кокса Дгу в данном слое за время Дг и темпера-
туры газа Дг у при прохождении через данный слой кокса могут быть опре-
делены из уравнений теплового баланса для кокса и газа соответственно:
^Q = p„ cK AH \tKj ,	(7.28)
Де = <Уо/ с. -Дг Дг7-,	(7.29)
где рн - насыпная плотность кокса, ;
At
Ск - истинная удельная теплоемкость кокса при средней температуре в
интервале времени Дг, КДЖ .
кг  град
сг - истинная объемная теплоемкость газа при средней температуре в
элементарном слое,—.
I Для	"М гРа^
н° неполно”3 °бъемного коэффициента теплопередачи от кокса к газу мож-
иую с учетов'' '* ’ пРощен,,Ую формулу Б.И. Китаева (7.16), скорректирован-
Чи меньше М Т°Г°’ Ч™ В пР0МЬ11Ш1еН||°й камере коэффициенты теплопереда-
'•ые коэфф|Р 111 ,а|1 пых по ней в 1,6 - 1,8 раза. Принимаем, что эффектив-
) Ие,,ТЬ| теплопередачи в промышленной камере тушения равны
л'3 град )
kv = 0,025 -0/ J____
J075
(7.30)
273
В формулах (7.27) и (7.30) фигурируют температура кокса в j-T0M
в начале рассматриваемого интервала времени и температура газа t
де в j-тый слой. Для получения более точных результатов следовало бы
сти в эти формулы средние значения температуры кокса в данном слое
тер вал времени Аг и средние значения температуры газа по высоте
тарного слоя кокса.
С учетом сказанного уравнения (7.27) и (7.30) принимают вид:
слое
•7 На Вх0.
вве-
за ин-
Элемен-
А2 = • kj - °’5'+ °-5' Чу ))' AW  Д r,	(7.31)
ftj?’?  (t+ 0,5 • At +273)0’3
= 0,025 • rJ dOi$J------------------.	(7.32)
Решая совместно уравнения (7.28) и (7.31), определяем снижение темпера-
туры кокса в данном слое за интервал времени Аг:
Kv-^-r7-0,5.ArJ-Ar
Ph-ck + Q,5kv-\t
(7.33)
Из уравнений (7.29) и (7.31) определяем повышение температуры газа в
данном элементарном слое кокса высотой AW:
7	-с.+0,5 kv  AW
Для определения температуры кокса в каждом элементарном слое через
равные промежутки времени Аг может быть предложен следующий алго-
ритм.
В первом слое определяют последовательно значения kv, AtK\ и At.-i п0
формулам (7.32), (7.33) и (7.34) при следующих исходных данных:
Гл1 -,к0'	—Г-0’ Аг,]-О.
Используя полученные значения А/д и Д/д, уточняем величины ку, 4
и Д/д. Этот цикл расчетов повторяется до получения практически неИ^” ]
ных значений этих величин. Затем производятся такие же расчеты для ие
го и последующих элементарных слоев, при этом принимаются
значения:
?к2_^0> Г'2 -	+ А<ч ;
274
гкЗ-^О> <-3 - ?<-2 + Д<-2 S
tKn ~ ‘кО > h п - С’П-1 + Дг. л-1 
П еле определения снижения температуры кокса ДгАу- в каждом элемен-
слое приступают к расчету изменений температур кокса и газа в сле-
тарном интерВал времени Дг. При этом начальные значения температуры
каждом слое определяются с учетом их изменения в первом периоде:
коксн
fKl -^1_Дгл1>
гк2-^-2-Дгк2>
^л=^л-Д^л.
Значение температуры газа на входе в первый слой:
<4 -f.o-
Расчеты заканчиваются после получения температуры кокса в верхнем
элементарном слое (или среднего значения по всей высоте слоя //z) ниже за-
данного значения.
Ниже приведен пример расчета процесса охлаждения кокса в неподвиж-
ном слое по описанному алгоритму при следующих исходных данных:
-	температура кокса начальная tl<0, °C .....................1000
-	температура кокса конечная tKK, °C .......................250
-	температура инертных газов на входе в слой кокса Г,о, °C..180
- скорость газов приведенная к полному сечению слоя и
нормальным условиям (О'С, 760 лш рт.ст.), —
J с
~ высота слоя кокса Hz, м..........................
средний диаметр кусков d, м......................
насыпная плотность кокса ри,	............................450
Знач	м
в таблиц™7 истиннь1Х теплоемкостей кокса и газа приведены соответственно
7.4 и^7 дУЛьтате математической обработки данных, приведенных в таблицах
> получены уравнения для расчета истинных теплоемкостей кокса и
газа -ЛФк
0,644
7,5
0,065
275
Таблица 7.4 - Истинная теплоемкость кокса
t .° с	100	200	300	400	500	600	700	800	900	2’28 2,34
К.’ • .'/ПК)	0,91	1,18	1,40	1,62	1,77	1,90	2,00	2.11	2,20	
Таблица 7.5 - Истинная теплоемкость газа
»„°С	100	200	300	400	500	600	700	800
С , , кДж н.и • град	1,340	1,378	1,392	1,435	1,453	1,491	1,516	1,548
ск =0,59 + 3,43-10-3Гк-2,57- 10“бТ2+8,18- 1О"1от3 , (7.35)
с, = 1,312 + 2,93Ю~4Д, .	(7.36)
Принимаем высоту элементарного слоя Д/7 =0,15.и и элементарный ин-
тервал времени Д г = 120 с.
Для первого интервала времени (i=l) определяем изменения температуры
кокса и газа в первом элементарном слое (j=l).
Температура кокса в слое	= tK0 = 1 000 С, температура газа в слое
/,] =f.0=180 С.
Теплоемкость кокса при температуре 1000 С равна 2,28 —
(табл. 7.4).
Теплоемкость газа при температуре 180 °C:
с,. = 1,312 + 2,93 -10-4  180 = 1,365	.
нлг  град
Принимаем Дт.] = 0 С. Тогда в первом приближении объемный коэфф
циент теплопередачи от кокса к газу:
«!!'? (/., +0.5Д/., + 273)0'3
".=0025 '  ---------------------=
276
= 0.025
O.6440’9 • (180+ 273)0’3
O.O650,75
- = 0.819
кВт
~~з 7
лг  град
В первом приближении снижение температуры кокса в первом слое:
= к,. (^-'.1-0-5 АГ1) Дг = 0.819 (1000-180) 120 =
’ д, с,.+0,5-к1,-Дг 450-2,28 + 0,5 0,819 120
В первом приближении повышение температуры газа в первом слое:
д, _*у-(^-1-<1-0.5Ч1)А//^
(дОр с. + 0,5  kv • Л//
0,819 (1000 -180 - 0,5  74,96) 0.15
=-------------------’----—-—-— = 102 22 С
0.644-1,365 + 0,5-0,819-0,15
С учетом полученных значений Д/н и Дг j уточняем значения kv, и
0,644(|’9 (180 + 0,5 • 102,22 + 273)0’3	г „
kv = 0,025---------------------------------— = о 845 -
V ’	_____О 74	u,onJ
л/ • град
0,065°’75
л. 0,845 (1000-180-0,5-102,22)-120 _ _
A/.i -------------------------------= 72,41 С ;
450-2,28+ 0,5-0,845-120
Д/ _ 0,845  (1000 -180 - 0,5  72,41) 0,15
-------------------------------= 105 41 °C
0,644 1,365 + 0,5 0,845-0,15
Вновь уточняем значения к„, Дгд ) и Д^ для первого слоя:
к -опоя °’644°’9-(180 + 0,5-105,41 + 273)°’3	кВт
v ~ °’025--------------------------------= 0,846	;
0,065 ’ ’	лг град
ДГ; t = 0,846 (1000-180-0,5-105,41) 120 =
450-2,28+ 0,5-0,846-120
д,.] = ^846 (100Q-180-0,5-72,34)-0,15 =, ns . , г
0,644-1,365+ 0,5-0,846-0,15	'	'
277
Таким образом, для получения достаточно точных значений к д I
Дг.в j-том слое необходимо повторить цикл расчетов 2-3 раза.
Определим изменения температуры газа и кокса во втором элемента
слое (j=2) для первого интервала времени (i=l).
Начальная температура кокса в слое:
гк2 =га0 =1000 С.
Температура газа на входе во второй слой:
t.2 = Г) + Дг,! = 180 +105,53 = 285,53°С .
Принимаем Дг,2 = 0.
Истинная теплоемкость газа при температуре 285,53 ° С:
с, = 1,312 + 2,93  1О4 • г ,2 = 1,312 + 2,93 • 10 4 • 285,53 = 1,396
кДж
з 7
нм  град
Тогда в первом приближении значения kv , \t,.2 и Дг ,2 для второго слоя:
kv - 0,025 
0,644°’9 • (285,53 + 27З)0,3	кВт
лг’  град
0,065°'75
д 0,872-(1000-285,53)-120
Дг. т =----------------------= 69,33 С ;
450-2,28+ 0,5 0,872-120
„	0,872 (1000-285,53-0,5-69,33) 0,15
----------------------------------= 92,20 С .
,2	0,644 1,396 + 0,5 0,872 0,15
С учетом полученных значений Дг/;2 и Дг >2 уточняем kv , Дгк2 и Дг>г 
О,6440,9 -(285,5 3 + 0,5-92,20 +273)0,3	кВт
kv = 0,025---------------------------------------= 0,893 —---------
-----о.75	м град
О,О650,75
0,893 (1000-285,53-0,5-92,20) 120
Дг,э =----------------------------------= 66,34 С ,
450-2,28 + 0,5 0,893-120
278
__ pj93 - (1 000 - 285,53 - 0,5 • 66,34) • 0,15 = 94
-2 ' "	0644 1,396+ 0.5 0,893 0,15
Вновь уточняем М-2 и ^.2:
О,6440'9  (285,53 + 0,5  94,47 + 273)0’3
к,. = 0,025	^65^
= 0,893 -~Вт ;
м3  град
0,893 (1000-285,53-0,5-94,47)-120	0
Д'л'2-	450 • 2,28 + 0,5  0,893 • 120	~ , 3 С;
0,893  (1 000 - 285,53 - 0,5 • 66,23)  0,15
дг т =-------------------------——-— = 94 48 С
2	0,644-1,396+ 0,5-0,893 0,15
Аналогичные расчеты выполняются для остальных вышерасположенных
слоев.
Затем проводятся расчеты для второго интервала времени (i=2). При этом
для первого элементарного слоя (j=l):
Cl =ГД.] -Д^ = 1 000-72,34 = 927,66°С;
<4 =180 С.
Истинная теплоемкость кокса при температуре 927,66 °C:
с, = 0,59 + 3,43 10-3 • tK} - 2,57 • 10~6 •	+ 8,18  1О~10 -	=
= 0,59 + 3,43  10"3  927,66 - 2,57 • 10"6 • (927,бб)2 + 8,18  10~10 - (927.66)3 =
=2,21 - кДж .
кг  град
В Первом приближении при Дц = 0°С:
Kv = 0,025 • 2^44°’9-(18o + 273)°’3 _ n о i п кВт
(\ *"1С	V/*O 1 S7 ““	’ е
0-065 ’	град
д?к1 = 0^19 (927,66-180) 120 =	.
450-2,21 + 0,5 0,819 120
279
0,819 • (927,66 -180 - 0,5  70,41)  0,15
Лг ,i —	"	— уз, и о (_
‘	0,644 1,365+ 0,5 0,819 0,15
Уточняем значения kv, A.tlA и StA:
_	О,6440,9-(180+ 0,5-93,06+ 273)0,3	кВт
v ’	0,0650,75	’ м3-гРад
0,843  (927,66 -180 - 0,5 • 93,06) • 120 _ _ 0_.
Д? л —		'	и/,о/ С, ,
u	450-2,21 + 0,5-0,843 120
0,843  (927,66 -180 - 0,5  67,87)  0,15 _ _ _о
/\/ ,i —		“	УЗ,/о С- .
1	0,644 1,365 + 0,5 -0,843 0,15
Вновь уточняем значения kv, At,A и &tA:
=0,025-°’644^
О,О650,75	м3  град
0,844 • (927,66 -180 - 0,5  95,78)  120	.
Лг 1 —---------------------- ' о / ,о 1 О ,
А1 450 -2,21 + 0,5 -0,844 -120
0,844 (927,66 -180 - 0,5  67,81) 0,15 _ g9 <>с
-	0,644 • 1,365 + 0,5  0,844  0,15
Для второго слоя (i=2) начальная температура кокса:
Д-2 = Д-2 - Ч-2 = ЮОО-66,23 = 933,77 °C .
Температура газа на входе во второй слой:
Т2 = tA + Аг 4 =180 + 95,89 = 275,89 °C .
Истинная теплоемкость кокса при температуре 933,77 С:
ск =0,59 + 3,43-10“3 • tK1 - 2,57  10“6  t,2, + 8,18  10’10 • f3i =
= 0,59 + 3,43  10“3  933,77 - 2,57  10“6  (933,77)2 + 8,18 -10'1 °  (933,77)
280
=2,22
кДж
кг  град
pj тинная теплоемкость газа при температуре 275,89 °C:
1,312 + 2,93  1 О’ 4 • Г ,2 = 1.312 + 2,93  1О4
• 275,89 = 1,393
кДж
нм3  град
Тогда в первом приближении при Дг ,2 = 0°С имеем:
O.6440’9-(275,89+ 273)0'3
kv = 0,025  ------
= 0,867 -^т
лг  град
0,065°’75
_ 0,867 (933,77-275,89)-120 _ о
Л'2	450-2,22+ 0,5-0,867-120
0,867 • (933,77 - 275,89 - 0,5  65,12)  0,15
=-------------------------------7	= 84,52 С .
---------------------—------------——-
0,644 1,393+ 0,5 0,867 0,15
Уточняем значения kv , &,tK2 и А/ ,2:
Уу=ОП9Я.0-6440,9 (275,89 + 0,5-84,52 + 273)°-3_0з37	кВт
O,O650'75	jw3 • град
Д, = 0,887-(933,77-275,89- 0,5  84,52)-120 =
450-2,22+ 0,5-0,887 120	’
Дг 2 = 0.887-(933,77-275,89 -0,5-62,27)-0,15 =
0,644 1,393+ 0,5 0,887-0,15	’ ° '
Снова уточняем значения kv , StK.2 и Дг2:
= 0,025 - 2^4° 9'(275,89+ 0,5-86,54+ 273)0,3 _ п кВт
0,065 ’	л/3  град
\tr7 = 2j87  (933,77 - 275,89 - 0.5 • 86,54) -120
~~45С+2’,22 +0,5-0,887-120	~62>17 С;
281
0,887 (933,77-275,89-0,5-62,17) 0,15 о
А? =--------------------------------------= 86,54 С
0,644 1,393 + 0,5 0,887 0,15
После определения А/,., и At. во втором интервале времени лп
J ' J	для всех
слоев производят расчеты для третьего интервала времени и т.д. Расчеты
канчивают тогда, когда температура кокса в верхнем слое tK^ станет ниж
заданного значения tKK.
Блок-схема алгоритма расчета времени охлаждения кокса в стационарном
слое приведена на рис. 7.3.
Число элементарных слоев определяется из соотношения:
Н:
АН
п =
С физической точки зрения толщина элементарного слоя АН не может
быть меньше размера куска кокса.
Время охлаждения кокса определяют как:
Г = А Г  i,
где i - число интервалов времени.
Точность расчетов тем выше, чем меньше принятые значения АН и Дг.
Этот алгоритм может быть адаптирован также для расчета процесса охла-
ждения кокса при периодическом перемещении элементарных слоев на-
встречу потоку газа, как это происходит в промышленных камерах тушения
благодаря периодической выгрузке определенного количества кокса. Для
этого рассмотренная выше блок-схема должна быть дополнена блоками, в
которых температуре кокса в элементарных слоях присваиваются новые зна-
чения после каждой выгрузки порции кокса.
На рис. 7.4 приведена блок-схема алгоритма, который позволяет модели-
ровать процесс охлаждения кокса в периодически продвигаемом слое с за-
данной частотой выгрузок порций кокса.
Для расчета процесса необходимо ввести следующие исходные данные.
гА.() - температура кокса, загружаемого в камеру тушения, С;
t ,0 - температура газа на входе в камеру тушения, °C;
• м
й)Ог - фиктивная скорость газа в камере тушения, —;
J	с
d - средний диаметр кусков кокса, м;
кг
рп - насыпная плотность кокса в камере тушения, —у;
Л1
Н, - высота коксовой загрузки в камере тушения, лг;
АН - высота элементарного слоя кокса в камере тушения, .и;
282
283
Рис. 7.3 - Блок-схема алгоритма расчета времени охлаждения кок
стационарном слое
284
285
с = 0,59 + 3,43  1 (Г3  л.. - 2,57  10“6 • г2. + 8,18  10-10 • г3
л >	’	hJ	KJ	к
г21----------
kv = 0,025-
с, =1,312 + 2,93-Ю-4 Г.
й)^-(г+0,5-Дг+273)°’3
J0,75
Г22--------1----------------i--
Kv ’К- - “Г- -0,5-Ar J Ar
Af,. =-------------------------
ри -cK +0,5-kv -Ат
286
26
287
Рис. 7.4 - Блок-схема алгоритма расчета процесса охлаждения кокса
движущемся слое.
Дг - элементарный интервал времени, с;
т - количество выгрузок (загрузок) порций кокса из камеры
тушения в
моделируемом процессе охлаждения кокса, шпг,
Др
ПТ
- шаг печати по выгрузкам (загрузкам) кокса, шт;
- число элементарных интервалов времени между
последователь»
выгрузками (загрузками) кокса, шт;
288
шаг печати по элементарным слоям кокса, шт;
I чИсло элементарных слоев кокса в выдаваемой (загружаемой) порции
кокса, шт;
число итераций при уточнении значений kv, AtK и Дг..
0 езультате расчета получаем распределение температур кокса и газа по
е камеры тушения в различные моменты времени, среднюю температу-
ВЫ выгружаемой порции кокса и среднюю температуру выходящего из каме-
ры тушения газа за период между двумя последовательными выгрузками (за-
грузками).
Если температура выгружаемого кокса при моделируемом процессе охла-
ждения превышает заданное значение, то необходимо увеличить число эле-
ментарных интервалов времени пт между последовательными выгрузками и
соответственно время пребывания кокса в камере:
л	Hz
Т=Ьт-пТ-------2—,
1	Z-&H
II -
где —2— число порции кокса, находящихся в камере тушения.
z-AH
Данный алгоритм позволяет также исследовать динамику изменения тем-
ператур кокса в слое и газа перед котлом-утилизатором при пуске УСТК до
установления квазистационарного режима.
Проведенные нами исследования показывают, что для достижения уста-
новившегося режима работы камеры тушения общий объем охлажденного
кокса от начала процесса должен быть как минимум в 3 раза больше ее рабо-
чего объема.
После определения времени пребывания кокса в камере тушения t, при
котором обеспечивается снижение температуры кокса до требуемого уровня,
производится выбор диаметра и количества камер тушения при заданной
производительности батареи (или блока батарей) G,-.
Производительность одной камеры тушения связана с ее размерами и не-
0 ходимым временем пребывания кокса в ней соотношением:
Gk =
7СР2Нрц
^пр
Рц - насыпная плотность кокса в движущемся слое, которая меньше
При в ПЛОТНОСТИ кокса в стационарном слое примерно на 10 % [19].
Увелич ВЬ,б°Ре Диаметра камеры тушения необходимо учитывать, что с его
к°Кса ^ИИем Усл°жняется конструкция устройств для загрузки и выгрузки
п°токов Да И вывода газового теплоносителя, ухудшается распределение
Меца, па КОкса и газа по сечению камеры, снижается интенсивность теплооб-
Ут затраты на резервные мощности.
289
В настоящее время на коксохимических заводах освоены камеры туш I
Гипрококса с внутренним диаметром 6,5 м. Оптимальное значение 3Torom,W
раметра в условиях конкретного предприятия должно определяться на осНо
технико-экономических расчетов.
Расход циркуляционных газов в одной камере
нм
ч
7Г D2
V, =3600 (O„f-------.
°]	4
Необходимое количество рабочих камер тушения:
п -=^
На каждые 2-3 рабочих камеры тушения должна приходиться одна ре-
зервная.
290
CI 1ИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1.
2.
3.
4.
5.
6.
7.
8.
9.
11.
12.
13.
14.
15.
16.
17.
18.
19.
Эйдельман Е.Я. Основы технологии коксования углей. Киев-Донецк:
Виша школа, 1985.— 191 с.
Кауфман А.А.. Смелянский А.З., Харлампович Г.Д., Браун Н.В. Мас-
тер коксового производства. - М.: Металлургия, 1994. - 240 с.
Вирозуб И.В., Лейбович Р.Е. Расчеты коксовых печей и процессов
коксования. - К.: Вища школа, 1970. - 248 с.
Вирозуб И.В., Ивницкая Н.С., Лейбович Р.Е. и др. Расчеты коксовых
печей и процессов коксования с применение ЭВМ. - К.: Вища школа,
1989.-304 с.
Давидзон Р.И. Мастер установки сухого тушения кокса. - М.: Метал-
лургия, 1980. - 124 с.
Филиппов В.А. Машинист сушильной установки углеобогатительной
фабрики. - М.: Недра, 1986. - 119 с.
Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической техноло-
гии. - М.: Химия, 1971. - 784 с.
Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу
процессов и аппаратов химической технологии. - Л.: Химия, 1987. -
576 с.
Исламов М.Ш. Печи химической промышленности. - М.: Химия,
1969.- 175 с.
10. Касаткин И.И. Справочное пособие для теплотехников промышлен-
ных предприятий. - Минск: Госиздат БССР, 1963. - 304 с.
Лебедев П.Д. Расчет и проектирование сушильных установок. - М.
-Л.: Госэпергоиздат, 1963. - 320 с.
Гордон Г.М., Пейсахов И.Л. Пылеулавливание и очистка газов. - М.:
Металлургия, 1968. - 500 с.
Борисов Г.С., Брыков В.П., Дытнерский Ю.И. и др. Основные процес-
сы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1991. -496 с.
Забродский С.С. Гидродинамика и теплообмен в псевдоожиженном
слое. - М.: Госэпергоиздат, 1963. - 456 с.
Зашквара В.Г., Возный Г.Ф., Тютюнников Ю.Б., Ольферт А.И. При-
менение процессов сушки углей в кипящем слое в коксохимической
промышленности. - М.: Недра, 1967. - 85 с.
Промышленные вентиляторы. Каталог выпускаемой продукции ЗВО
«Донвентилятор». - Донецк, 2005. - 140 с.
Ухоруков В.И. Научные основы совершенствования техники и тех-
нологии производства кокса. - Екатеринбург, 1999. - 393 с.
анин И.М., Обуховский Я.М., Юшин В.В., Яремчук В.А. Методы
Расчета материального и теплового балансов коксовых печей. - М.:
^еталлургия, 1972,- 160 с.
правочник коксохимика. Т.2 / Под ред. А.К. Шелкова. - М.: Метал-
лУРгия, 1965.-288 с.
291
20.
21.
Сухоруков В.И., Степанов Ю.В. О выходе кокса в промышленн
ловиях // Кокс и химия. 2001. № 3. С. 36 - 44.
Телешев Ю.И., Кауфман С.И., Шептовицкий М.С. и др. Состанп
и исследование материального баланса процесса коксования // к НИе
химия. 1997. № 1. С. 19-25.	°Кс и
22.	Телешев Ю.И., Шульга И.В., Шептовицкий М.С. и др. Опыт опреде
ления выхода кокса в промышленных условиях // Кокс и химия IQot"
№3. С. 16-18.	’	
23.	Руководство по коксованию. Т.2 / Под ред. О. Гроскинского. -
Металлургия, 1966,- 608 с.
24.	Волкова З.А., Обуховский Я.М. Материальный баланс коксования
угольных шихт на коксохимических заводах УССР за 1958 г. // Кокс и
химия. 1959. № 8. С. 5 - 6.
25.	Шварц С.А., Шинкарева Т.В., Толочко А.И. Материальный баланс
процесса коксования. // Кокс и химия. 1959. № 8. С. 6 - 12.
26.	Лавров Н.В., Шурыгин А.П. Введение в теорию горения и газифика-
ции топлива. - М.: Изд-во АН СССР, 1962. - 216 с.
27.	Хоблер Т. Теплопередача и теплообменники. - Л.: Госнаучтехиздат,
1961.-820 с.
28.
29.
30.
31.
32.
33.
34.
35.
36.
37.
38.
39.
Rummel К. Stahl u. Eisen, 48, 1712 (1948).
Hausen Н. Arch. Eisenhiittenwesen, 12, 473 (1938/39).
Семикин И.Д., Гольдфарб Э.М. Регенерация тепла // Сталь. 1953. № 7.
С. 604.
Семикин И.Д., Гольдфарб Э.М. Регенерация тепла в доменных возду-
хоподогревателях // Сталь. 1954. № 9. С. 789 - 791.
Ханин И.М. Изучение движения газов в коксовых печах методом по-
добия. - М.: Металлургиздат, 1957. - 242 с.
Ханин И.М. , Дерюгин В.Г., Куприенко И.Г. и др. Промышленное ис-
следование режима работы боровов с центральным отводом продук-
тов горения // Кокс и химия. 1967. № 8. С. 16 - 20.
Ухмылова Г.С. Система беспылевой выдачи и косвенного охлаждения
кокса // Бюл. института Черметинформация. Подготовка сырьевых
материалов к металлургическому переделу, коксохимическое прои
водство. 1984. Выпуск 12.
Бертлинг X., Бэр X. Развитие способа сухого тушения кокса // Глюка
уф. 1983. № 13. С. 25-30.
А.с. 48149 (СССР). Непрерывно действующая горизонтальная кок
вальная печь И М.Л. Волнянский // Опубликовано 31 августа 1
Климовицкая А.Б. и др. Сухое тушение кокса (обзор) И Кокс и
1990. №8.С. 18-24.	ние
Теплитский М.Г., Гордон И.З., Кудрявая Н.А. и др. Сухое ту
кокса. - М.: Металлургия, 1971. - 262 с.
Китаев Б.И. Теплообменники в шахтных печах.
_ М.: МеталлуРгиздаТ’
1945.- 175 с.
40.
41.
42.
СТар°в°йт А.Г., Анисимов В.А., Гончаров В.Ф. Кинеатика движения
и характер охлаждения кокса в камере УСТК // Кокс и химия. 1990.
№З.С.9-Ю.
Жаворонков Н.М. Гидравлические основы скрубберного процесса и
теплопередачи в скрубберах. - М.: Советская наука, 1944.
Вентиляторы энергетические и специального назначения. Отраслевой
каталог ЦНИИТЭНтяжмаш. - Москва, 2001. - 121 с.
293
ПРИЛОЖЕНИЕ 1
СРЕДНЯЯ В ИНТЕРВАЛЕ ТЕМПЕРАТУР 0 -1 МАССОВАЯ ТЕПЛОЕМКОСТЬ Г АЗОВ Ср (кДж/(кг-град))
t,°C	Воздух	n2	о2	Н2О	со2	СО	Н2	СН4	с,н4	so.	NH3	H2S
0	1,005	1,017	0,917	1,855	0,821	1,040	14,210	2,166	1,460	0,607	2,094	0,998
100	1,009	1,042	0,925	1,867	0,871	1,042	14,352	2,294	1,648	0,636	2,188	1,021
200	1,013	1,047	0,938	1,888	0,913	1,047	14,432	2,458	1,825	0,662	2,286	1,044
300	1,020	1,051	0,951	1,913	0,950	1,055	14,465	2,635	1,996	0,687	2,360	1,068
400	1,030	1,059	0,964	1,938	0,984	1,066	14,490	2,816	2,146	0,708	2,451	1,091
500	1,040	1,068	0,977	1,968	1,013	1,078	14,520	2,991	2,287	0,724	2,539	1,113
600	1,051	1,078	0,990	2,001	1,042	1,089	14,558	3,159	2,418	0,741	2,610	1,136
700	1,061	1,089	1,003	2,031	1,068	1,101	14,604	3,321	2,535	0,754	2,664	1,160
800	1,071	1,100	1,017	2,064	1,089	1,111	14,658	3,485	2,646	0,766	2,725	1,174
900	1,081	1,110	1,026	2,098	1,110	1,122	14,721	3,636	2,743	0,775	2,796	1,197
1000	1,091	1,120	1,034	2,131	1,126	1,132	14,792	3,771	2,837	0,783	2,868	1,218
ПОР	1,101	1,130	1,042	2,165	1,143	1,143	14,872	3,898	2,924	0,791	-	1,241
\ 1200	1,110	1,139	1,051	2,194	1,160	1,151	14,955	4,003	3,001	0,800		1,258
\ 1300	1,118	\ 1,147	1,059	2,228	1,172	1,160	15,039	-	-	0,808		
\ 1400	\ 1,126	\ 1,156	\ 1,063	\ 2,257	1,185	1,168	15,131	-		0,816	__	
\ 1500	\ 1,130	\ 1,164	\ 1,072	\ 2,286	( 1,197	1,176	15,219	-		0,825 1		
ПРИЛОЖЕНИЕ 2
СРЕДНЯЯ В ИНТЕРВАЛЕ ТЕМПЕРАТУР О - t ОБЪЕМНАЯ ТЕПЛОЕМКОСТЬ ГАЗОВ Ср(кДж/(нм’-градЯ
1 t°C	/ Воздух	1 n2	О2	' Н2О	СО2	СО	н2	СН4	С2н4	so2 \	NH,	H2S \
1 0	1 1,293	1 1,297	1,302	1,490	1,599	1,297	1,272	1,549	1,825	1,733	1,541	1,507 \
1 100	1 1,297	1,297	1,314	1,503	1,699	1,297	1,289	1,641	2,060	1,813	1,613	1,532
200	1,306	1,302	1,331	1,519	1,783	1,306	1,293	1,758	2,281	1,888	1,687	1,561
300	1,314	1,310	1,352	1,540	1,859	1,314	1,297	1.884	2,495	1,955	1,754	1,595
400	1,327	1,319	1,377	1,561	1,926	1,327	1.302	2,014	2,683	2,018	1,821	1,632
500	1,339	1,331	1,384	1,586	1,988	1,339	1,302	2,139	2,859	2,068	1,887	1,670
600	1,356	1,334	1,415	1,611	2,039	1.356	1,306	2,260	3,023	2,114	1,950	1,708
700	1,369	1,356	1,432	1,641	2,085	1,369	1,310	2,374	3,169	2,152	2,011	1,745
800	1,381	1,369	1,448	1,666	2,131	1,385	1,314	2,491	3,307	2,181	2,068	1,783
900	1,384	1,381	1,460	1,676	2,168	1,398	1,319	2,600	3,429	2,215	2,122	1,817
1000	1,406	1,384	1,473	1,720	2,202	1,411	1,327	2,696	3,546	2,235	2,177	1,850
1100	1,419	1,406	1,486	1,750	2,231	1,423	1,335	2,784	3,655	2,260	—	1,884
1200	1,432	1,419	1,498	1,775	2,260	1,436	1,339	2,859	3,751	2,277	—	1,909
1300	1,440	1,427	1,507	1,800	2,286	1,444	1,348	-	-	2,308	—	—
1400	1,452	1,440	1,519	1,825	2,311	1,452	1,356	-	-	2,331	—	—
1500	1,461	1,448	1,528	1,850	2,332	1,465	1,365	-	-	2,357	-	-
ПРИЛОЖЕНИЕ 3
ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ ГАЗОВ ХЮ2 (Вт/(м-град))
t,°C	Воздух	n2	О2	Н2О	СО2	СО	н2	СН4	с2н4	so2	NH,	H2S
0	2,44	2,43	2,47	1,62	1,37	2,15	17,42	3,00	1.64	0,81	2,15 —	1,20
100	3,21	3,15	3,29	2,37	2,14	2,75	21,60	4,10	2,95	1,43	2,97	1.65
200	3,94	3,85	4,07	3,35	2,88	3,29	25,79	5,20	4,42	2,05	4,31	2,06
300	4,60	4.49	4,80	4,42	3,67	3,84	29,98	6.20	5,94	2,66	5,61	2,46
400	5,20	5,07	5,50	5,59	4,43	4,41	34,16	7,20	7,57	3,28	6,90	2,80
500	5,74	5,58	6,15	6,84	5,13	4,95	38,35	8,20	9,23	3,90	8,14	3.12
600	6,23	6,03	6,74	8.18	5,79	5,49	42,58	9,15	10,83	4,51	9,46	3.44
700	6,71	6,43	7,28	9.56	6,45	6,02	46,77	10,05	12,33	5,13	10.77	3,74
800	7,21	6,74	7,78	1 1.05	7,07	6.52	51,00	10,93	13,50	5,74	12,10	4.02
900	7,62	7,00	8,21	12,55	7,66	6,98	55,18	-	-	6.36	13,41	4,28
1000	8,06	7,24	8,58	14.05	8,21	7,42	59,37	-	-	6,98	14,74	4,51
1100	8,37	7,42	8,91	15,54	8,72	7.84	63,59	-	-	7,59	16.05	4,72
1200	8,59	7,58	9,19	17,00	9,20	8,23	67,78	-	-	8,21	17,33	4,91
1300	8,79	7,71			9,41	18,43	9,64	8,61	72,01	-	-	8,83	18,61 /	5,07 /
\ 1400 \ 8,99 \ 7,80 \ 9,58				19,82	10,05	8,96	76,20	-	-	9.44 [ 19,83 j 5,21 j		
\ 150С	\ 9,09	\ 7,86	\ 9,75	\ 21,15	10,42	9,28	80.39	-	-	10,06 / 21,05 j 5,33 1		
ПРИЛОЖЕНИЕ 4
ДИНАМИЧЕСКАЯ ВЯЗКОСТЬ ГАЗОВ р  10е (Па с)
j t,°C	/ Воздух	T N2		1 H2O	CO2	CO	H2	CH4	c2h4	so2	NHj	H2S \
1 0	1 17,1	| 16,6	| 19,1	8,8	13,7	16.6	8,4	10,4	9,6	11,6	9,4	11,8
1 100	| 21.8	1 20,9	| 24.4	12,5	18,3	20,8	10,3	13,3	12.7	16,1	12,8	16.1
1 200	25,9	24,6	28,7	16.2	22,5	24,5	12,1	16,1	15,6	20,4	16,5	20,3
) 300	29.4	28,0	33,1	19,8	26,5	27,9	13,8	18,5	18,2	24,6	19,9	24,3
400	32,8	31,2	36,9	23,5	29,9	30,9	15,4	20,8	20,6	28,2	23,4	27.8
500	35,7	34,0	40,3	27,2	33,1	33,7	16,9	22,7	22,8	31,6	26,5	31.2
600	38,4	36,6	43,5	30,9	36,0	36,3	18,3	24.6	24,9	34,6	29,2	34,1
700	41,1	39,2	46,5	34,6	38,8	38,7	19,6	26,5	26,6	37.6	32,1	37,0
800	43,6	41,6	49.4	38,2	41,4	41,0	21,0	28,2	28,7	40,4	34,8	39,7
900	46,1	43.9	52,1	41,9	44,0	43,3	22,3	-	-	43,0	37,4	42,3
1000	48,5	46.0	54,7	45.6	46,6	45,3	23,6	-	—	45,4	39,9	44,5
1100	50,7	48,4	57,3	49,3	49,1	47,3	24,8	—	-	47,6	42,4	46,6
1200	52,9	50,8	59,7	53,1	51,4	49,1	26,0	—	—	49,5	44,8	48,5
1300	54,9	53,2	62,1	56,8	53,7	50,8	27,2	—	—	51,3	47,2	50,1
1400	56,9	55.6	64,4	60,5	55,8	52,7	28,4	—	—	52,9	49,5	51,7
1500	58,8	58,0	66,5	64,2	57,9	54.2	29,4 		-		54,1	51,8	52.9
ПРИЛОЖЕНИЕ 5
ФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ВОДЫ
t, с	кг	//•103,//ас	а 10\ — м	0\О6, К 1	с кДж	Л 102,Л1_ и К	Рг
					7” кг К		
0	1000	1,790	75,6	-63	4,23	55,1	Кто
10	1000	1,310	76,2	70	4,19	57,5	9,52
20	998	1,000	72,7	182	4,19	59,9	7,02
30	996	0,804	71,2	321	4,18	61,8	мГ
40	992	0,657	69,7	387	4,18	63,4	4,31
50	988	0,549	67,7	449	4,18	64,8	3,54
60	983	0,470	66,2	511	4,18	65,9	2,98
70	978	0,406	64,3	570	4,19	66,8	2,55
80	972	0,355	62,6	632	4,19	67,5	2,21
90	965	0,315	60,7	695	4,19	68,0	1,95
100	958	0,282	58,9	750	4,23	68,3	1,75
110	951	0,256	56,9	800	4,23	68,5	1,58
120	943	0,231	54,9	860	4,23	68,6	1,43
130	935	0,212	52,9	920	4,27	68,6	1,32
140	926	0,196	50,7	970	4,27	68,5	1,23
150	917	0,185	48,7	1030	4,32	68,4	1.17
160	907	0,174	46,6	1080	4,36	68,3	1,10
170	897	0,163	44,4	1150	4,40	67,9	1,05
180	887	0,153	42,4	1220	4,44	67,5	1,01
298
ПРИЛОЖЕНИЕ 6
ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ВОДЯНОГО НАРА
ПРИ ТЕМПЕРАТУРЕ ОТ О ДО 100 "С
t,c	мм рт. ст.	Р, кПа	t, "С	А, лш рт.ст.	Р, кПа	t, °C	А, мм рт.ст.	Р, кПа
0	4,58	0,6105	21	18,65	2,4860	42	61,50	8,1980
1	4,93	0,6572	22	19,83	2,6433	43	64,80	8,6378
2	5,29	0,7052	23	21,07	2,8086	44	68,26	9,0991
3	5,69	0,7585	24	22,38	2,9833	45	71,88	9,5816
4	6,10	0,8131	25	23,76	3,1672	46	75,65	10,0841
5	6,54	0,8718	26	25,21	3,3605	47	79,60	10,6107
6	7,01	0,9344	27	26,74	3,5644	48	83,71	11,1585
7	7,51	1,0011	28	28,35	3,7791	49	88,02	11,7331
8	8,05	1,0731	29	30,04	4,0043	50	92,51	12,3316
9	8,61	1,1477	30	31,82	4,2416	51	97,20	12,9568
10	9,21	1,2277	31	33,70	4,4922	52	102,1	13,6099
11	9,84	1,3117	32	35,66	4,7535	53	107,2	14,2898
12	10,52	1,4023	33	37,73	5,0294	54	112,5	14,9962
13	11,23	1,4969	34	39,90	5,3187	55	118,0	15,7294
14	11,99	1,5983	35	42,18	5,6226	56	123,8	16,5025
15	12,79	1,7049	36	44,56	5,9398	57	129,8	17,3023
16	13,63	1,8169	37	47,07	6.2744	58	136,1	18,1421
17	14,53	1,9368	38	49,65	6,6183	59	142,6	19,0086
18	15,48	2,0635	39	52,44	6,9903	60	149,4	19,9150
19	16,48	2,1968	40	55,32	7,3742	61	156,4	20,8481
20	17,54	2,3381	41	58,34	7,7767	62	163,8	21,8345
299
t, с	л, мм рт. ст.	Р, кПа	t. С	л, мм рт.ст.	Р. кПа	г, С	h, мм рт. ст.	р- «Па
63	171,4	22,8476	76	301,4	40,1766	89	506,1	67.4631
64	179,3	23,9007	77	314,1	41,8695	90	525,8	70.0891
65	187,5	24,9937	78	327,3	43,6291	91	546,1	72,795?
66	196,1	26,1401	79	341,0	45,4553	92	567,0	75.5811
67	205,0	27,3265	80	355,1	47,3348	93	588,6	78,4604
68	214,2	28,5527	81	369,7	49,2810	94	610,9	81,4330
69	223,7	29,8192	82	384,9	51,3072	95	633,9	84,4989
70	233,7	31,1522	83	400,6	53,4000	96	657,6	87,6581
71	243,9	32,5119	84	416,8	55.5594	97	682,1	90,9239
72	254,6	33.9382	85	433,6	57,7989	98	707,3	94,2831
73	265,7	35,4178	86	450,9	60,1050	99	733,2	97,7356
74	277,2	36.9508	87	468,7	62,4777	100	760,0	01,3081
75	289,1	38,5370	88	487,1	64,9304			
300
ПРИЛОЖЕНИЕ?
СВОЙСТВА НАСЫЩЕННОГО ВОДЯНОГО ПАРА
Температура t, ° с	Давление абсолютное Р. ата	Плотность кг Р'— м	Удельная энтальпия . кДж 1,	 кг	Удельная теплота парообразования кДж г,	 кг
0	0.0062	0,0048	2493,1	2493,1
5	0.0089	0,0068	2502,7	2481,7
10	0,0125	0.0094	2512,3	2470,4
15	0,0174	0,0128	2522,4	2459,5
20	0,0238	0,0173	2532,0	2448,2
25	0,0323	0,0230	2541,7	2436,9
30	0,0433	0,0304	2551,3	2425,6
35	0,0573	0.0396	2561,0	2414,3
40	0,0752	0,0511	2570,6	2403,0
45	0,0977	0,0654	2579,8	2391,3
50	0,1258	0.0830	2589,5	2380,0
55	0,1605	0,1043	2598,7	2368,2
_J50	0,2031	0,1301	2608,3	2356,9
_65	0,2550	0,1611	2617,5	2345,2
70	0,3177	0,1979	2626,3	2333,0
	75	0,3930	0,2416	2636,0	2321
80	0,483	0,2929	2644	2310
К5	0,590	0,3531	2653	2297
90	0,715	0,4229	2662	2285
95	0,862	0,5039	2671	2273
100	1,033	0,5970	2679	2260
>05	1,232	0,7036	2687	2248
301
Температура Г, с	Давление абсолютное Р, ата	Плотность кг Р'— м	Удельная энтальпия . кДж кг	Удельная теплота парообразования кг
но	1,461	0,8254	2696	2234
115	1,724	0,9635	2704	2221
120	2,025	0,1199	2711	2207
125	2,367	1,296	2718	2194
130	2,755	1,494	2726	2179
135	3,192	1,715	2733	2165
140	3,685	1,962	2740	2150
145	4,238	2,238	2747	2125
150	4,855	2,543	2753	2120
160	6,303	3,252	2765	2089
170	8,080	4,113	2776	2056
180	10,23	5,145	2785	2021
190	12,80	6,378	2792	1984
200	15,85	7,840	2798	1945
210	19,55	9,567	2801	1904
220	23,66	11,600	2803	1860 	
230	28,53	13,98	2802	1813
240	34,13	16,76	2799	1763
250	40,55	20,91	2792	1710
260	47,85	23,82	2783	1653
302
ПРИЛОЖЕНИЕ 8
ФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ТВЕРДЫХ МАТЕРИАЛОВ [27]
Материал	Плотность при 20 "С кг р'— м	Средняя теплоемкость в интервале температур		Коэффициент теплопроводности при температуре	
			кДж С,	 кг град	г, с	. Вт А, .и • град
Металлы					
Алюминий	2700	0- 100 0-300 0 - 500	0,909 0,955 0,993	0 100 300 500	201,2 ± 10 204,7+10 230,2 ± 5 267,5 ± 100
Латунь	8400 - 8700	20-100	0,384	20 100	91,9 104,7
Медь чистая	8930	10 - 300	0,400	20	386,1 ± 10
Медное литье	8300 - 8900	20 - 600	0,416	200	389,6 ± 20
Никель	8800	20- 100 30 - 250	0,454 0,478	20 500 900	58,1 ±6 47,7 ± 5 44,2 ± 17
	8350	20 - 600	0,525		
Свинец	11320	0- 100	0,131	0 100	35,6 ± 2 33,3 ±2
Сталь (0,1 % углерода)	7850	30 - 250 20 - 680	0,490 0,553	100 300 600 900	54,7 50,0 37,2 33,7
Сталь (0,6 % углерода)	7780	-	-	100 300 600 900	41,9 41,9 33,7 29,1
Сталь Й.5 % углерода)	7680	20- 100	0,452	100 300 600 900	37,2 36,1 33,7 29,1
	7750	20 - 680	0,557		
<-таль никелевая М1£^никеля)	-	30 - 250	0,498	30	25,6
303
Материал	Плотность при 20 С кг	Средняя теплоемкость в интервале температур		КоэФфиоденГ~~’ теплопроводности при темпепатл'п»	
		г,-г2/С	кДж	г, °C		М • град
			кг  град		
Сталь никелевая (20 % никеля)	-	30 - 250	0,499	30	16,3
Сталь никелевая (40 % никеля)	-	30 - 250	0,517	30			 10,5
Сталь никелевая (60 % никеля)	-	30 - 250	0,503	30	16,3
Сталь хроми- стая (5 % хрома)	7750	-	-	30	30,6
Сталь хроми- стая (20 % хро- ма)	-	-	-	30	18,0
Материалы строительные и огнеупорные					
Асфальт	2120	0-50	0,859	20	0,756
Базальт	2700	0- 100	0,859	0- 100	1,28-2,79
	3200	20 - 760	1,089	-	-
Бетон	2270	-	-	20	1,279
	1900	-	-	0	1,396
Бетон сухой	2180	0- 100	1,131	20	0,756
Глина обожженная	1775	-	-	25 500 1100	0,930 0,733-1,395 0,698-1,047
Гранит	2500 - 3000	20-100	0,851	50	3,14-4,07
	2530-2650	20 - 400	1,047	50	1,28-2,56
Дуб сухой	825	0- 100	2,388	15	0,209
Карборунд	2600	0-25 0-400 0-60	0,587 1,160 1,153	600 1000 1400	18,492 13,840 1Г048_
Кварц	2650	0-100 0-500	0,784 0,997	25 40 __	7,327 10,234
304
Материал	Плотность при 20 "С кг	Средняя теплоемкость в интервале температур		Коэффициент теплопроводности при температуре	
		0 -г2’ С	кДж С,	 кг  град	t, °C	. Вт Л, м  град
Кирпич кремнистый (95 % SiO2)	1650	0-25	0,788	200	0.651
	1700	0-400	1,00	600	1,023
	1900	0-800	1,131	1000	1,384
	1870	0- 1200 0- 1400	1,24 1,278	50 400	1,163 1,280
Кирпич хромистый	3028	-	-	50 400 1400	1,628 1,558 1,733
Кирпич циркониевый	-	0-600 0- 1400	0,574 0,733	400 1400	1,616 2.024
Магнезит	2600	-	-	400 700 1000	5,117 4,070 3,722
Песок сухой	1520	20- 100	0,800	20	0,326
Стекло	2400 - 2600	20 - 330	0,964	20	0,721
Цемент	820 - 1950	-	-		0,907
Шамот	1653	0-25 0-400 0-800	0,802 0,968 1,154	50 200 600	0,384 0,535 0,965
	1865	0- 1200 0- 1400	1,236 1,272	200 500	1,163 1,349
Изоляционные материалы					
Асбестовое __g0J10KH0	470	20-100	0,817	0 100	0,154 0,162
Вата стеклЯнная	200	-	-	0 100 300	0,035 0,052 0,105
Вата шлаковая	200	0- 100	0,754	30	0,039
	300			100 200	0,070 0,081
305
Материал	Плотность при 20 "С	Средняя теплоемкость в интервале температур		Коэффиц^ теплопроводности при leMrienarvno	
			кДж с,	 кг  град	t, °C	л,— ”  град
Войлок	270	-	-	30	0,036
Земля инфузорная сухая	350	-	-	0 100 300	о,об(Г~ 0,077 0,091
Картон асбестовый	930	-	-	40	0,116-0,163
Кирпич из инфузорной земли, обожжен н ы и	200	0-100 0-200 0-300	0,834 0,851 0,842	50 200 400	0,083 0,107 0,140
	410	-	-	50 200 300	0,105 ~ 0,127 0,142
	732	-	-	50 100 300	0,131 0,137 0,159
Кирпич изоляционный, обожженный (29 % глины, 28 % опилок, 43 % кокса)	752	-		50 200 500	0,217 0,256 0,330
	Угли для коксования и кокс				
Уголь сухой измельченный (0 - 1,5 мм): газовый	720 - 770	20- 100	1,255-1,320	20	0,123-0,127
жирный	820	20- 100	1,173-1,215	20	0,128
тощий	820	20- 100	1,090-1,131	20	0,134
Кокс:					
зольность 9 %	-	0-300 0-1100	1,051 1,529	-	-
зольность 11 %	-	0-300 0-1100	1,046 1,511	20-50	0,465-0,908
зольность 13 %	-	0 - 300 0- 1100	1,042 1,503	-	______—
306
11РИЛ0ЖЕНИЕ 9
ИЗЛУЧАТЕЛЬНАЯ СПОСОБНОСТЬ (СТЕПЕНЬ ЧЕРНОТЫ)
РАЗЛИЧНЫХ МАТЕРИАЛОВ
Материал	Температура, С	Степень черноты £
лиоминийнол ирован н ы й	225 - 575	0,039 - 0,057
Алюминий шероховатый	25	0,055
Алюминий, окисленный при 600 С	200 - 600	0,11 -0,19
Железо полированное	425 - 1000	0,144-0,377
Железо окисленное	100	0,736
Сталь листовая шлифованная	950- 1100	0,55-0,61
Сталь, окисленная при 600 С	200 - 600	0,80
Чугун, окисленный при 600 С	200 - 600	0,64 - 0,78
Медь электролитическая полированная	80-115	0,018-0,023
Медь, окисленная при 600 С	200 - 600	0,57 -0,87
Никель технический полированный	225 - 375	0,07 - 0,087
Хромоникель	125 - 1035	0,64 - 0,76
Жесть листовая луженая	25	0,043 - 0,064
Железо листовое оцинкованное	28	0,228
Асбестовый картон	25	0,96
Вода	20	0,903
Кирпич красный шероховатый	20	0,93
Кирпич динасовый шероховатый	100	0,80
Кирпич шамотный глазурованный	1100	0,75
Лак черный матовый	40- 100	0,96 - 0,98
Лак белый матовый	40- 100	0,80 - 0,95
Масляные краски различных цветов	75 - 100	0,92 - 0,96
^Алюминиевые краски	100	0,27 - 0,67
jjeKno гладкое	25	0,937
Толь	20	0,91
-У^УкатУрка известковая	10- 100	0,91
307
ПРИЛОЖЕНИЕ 10
КОЭФФИЦИЕНТЫ МЕСТНЫХ СОПРОТИВЛЕНИЙ'
Значение коэффициента
местного сопротивления
Вид сопротивления
Выход из канала
^ = 1,0
Выход из канала через
решетку или диафрагму
F	F
— + 0,707 • — •
I/	f
где F - живое сечение канала;
f - живое сечение решетки
или диафрагмы.
Вход в канал из-под колпака
или выход в канал под колпак
Для входа = 1,0
Для выхода £ = 2,1
Решетка или диафрагма
внутри канала
где F - живое сечение канала;
f- живое сечение решетки
или диафрагмы.
Внезапное расширение
f/F	0,1	0,3	0,5	0,7	0,9
£	0.Х1	0,49	0,25	0,09	0.01
309
Значение коэффициента
местного сопротивления
Вид сопротивления
Внезапное сужение
£ = 0,7 •( 1 — —1 — 0,2 [\-L
I F) \ F
f/F	0,1	0,3	0,5	0,7	0,9 0.09
С	0,47	0,38	0,30	0,20	
Плавное расширение (диффузор)
при a = 8°
£ = 0,2-
Плавное сужение (конфузор)
при а < 20° £ = 0
при 20° < а <45° £ = 0,1
при а > 45° определяется как
для внезапного сужения
Колена гнутые круглого сечения
Коэффициент сопротивления:
£=А В
Колена сварные
а,
90
120
135 1 150
£	1,1 0,55 0,35|_О2
310
Значение коэффициента
местного сопротивления
4d	1,0	1,5	2,0	2,5	3,0	6,0	>8,0
	3,5	2,9	1,7	1,4	1,6	1,9	2,2
//</	0,5	1,0	1,5	2,0	2,5	5,0	>5
	1,6	1,9	2,0	2,1	2,1	2,2	2,2
_ о а,	10	15	30	45	60	90
(Г	0,044	0,062	0,165	0,32	0,58	1,26
311
312

ПРИЛОЖЕНИЕ 11
ТРУБЫ СТАЛЬНЫЕ БЕСШОВНЫЕ ГОРЯЧЕКАТАНЫЕ
(ПО ГОСТ 301-50 И 8734-58)
Наружный диаметр, мм	Толщина стенки, .мм		Наружный диаметр, мм	Толщина стенки, мм		Наружный диаметр, мм	Толщина стенки, им	
	от	ДО		от	до		от	ДО
57	3,5	13	102	4	24	168	5	45
60	3,75	14	108	4	28	180	6	45
63,5	3,75	14	114	4	28	194	6	45
68	3,75	16	121	4	28	219	6	45
70	3,75	16	127	4	30	245	7	45
73	3,5	19	133	4	32	273	7	45
76	3,5	19	140	4,5	36	299	8	45
83	3,5	19	146	4,5	36	325	8	45
89	3,5	24	152	4,5	36	351	8	45
95	4	24	159	4,5	36	377	10	35
						426	11	35
314
ПРИЛОЖЕНИЕ 12
ТРУБЫ СТАЛЬНЫЕ БЕСШОВНЫЕ ХОЛОДНОТЯНУТЫЕ
(ПО ПОСТ 301-50 И 8734-58)
J—	 Наружный диаметр, м.и	Толщина стенки, мм		Наружный диаметр, мм	Толщина стенки, мм		Наружный диаметр, мм	Толщина стенки, мм	
	от	до		от	до		от	до
5	0,5	1,5	29	0,75	8	52	1	12
6	0,5	2	30	0,75	8	53	1	12
7	0,5	2,5	31	0,75	8	54	1	12
8	0,5	2,5	32	0,75	8	55	1	12
9	0,5	2,5	33	1,0	8	56	1	12
10	0,5	3,5	34	1,0	8	57	1	10
И	0,5	3,5	35	1,0	8	58	1	10
12	0,5	4	36	1,0	8	59	1	10
13	0,5	4	37	1,0	8	63,5	1,5	10
14	0,5	4	38	1,0	9	65	1,5	10
15	0,5	4	39	1,0	9	68	1,5	7,5
__ 16	0,5	4,5	40	1,0	9	69	1,5	7,5
17	0,5	5	41	1,0	9	70	1,5	8
	 18	0,5	5	42	1,0	9	73	1,5	4
19	0,5	5	43	1,0	9	76	1,5	4
20 	.	0,5	6	44	1,0	9	83	2	4
21 1			0,5	6	44,5	1,0	9	89	2	4,5
22 —	0,5	6	45	1,0	10	95	2	4,5
23 		0,5	6	46	1,0	10	102	2	4
24	0,5	7	47	1,0	10	108	2,5	4
25	0,5	7	48	1,0	10	110	2,5	4
	0,5	7	49	1,0	10	120	2,5	4
	0,75	7	50	1,0	10	130	2,5	4
L.28	0,75	7	51	1,0	12	133	3,5	-
315
ПРИЛОЖЕНИЕ 13
ТРУБЫ ДЛЯ ТЕПЛОВЫХ СЕТЕЙ ( Р < 1,5 МПа, t < 150 С)
Условный проход, мм	Наружный диаметр, мм	Толщина стенок, мм	Масса 1 пог. м, кг	Условный проход, мм	I {дружный диаметр, мм	Толщина стенок, мм	Масса 1 йог. м, кг
40	45	2,5	2,62	300	325	8,0	62,54
50	57	3,5	4,62	350	377	9,0	81,68~
70	76	3,5	6,26	400	426	7,0	72,33~
80	89	3,5	7,38	450	478	7,0	81,31
100	108	4,0	10,26	500	529	7,0	90,11'
125	133	4.0	12.73	600	630	7,0	107,5
150	159	4,5	17,15	700	720	8,0	140,5
175	194	6.0	27,82	800	820	9,0	180,0
200	219	6,0	31,52	900	920	9,0	202,0
250	273	7,0	45,52	1000	1020	10,0	249,1
ПРИЛОЖЕНИЕ, 14
РЯД УСЛОВНЫХ ДИАМЕТРОВ ТРУБ И АП1IAPATOB. ММ
400	2400
500	2500
600	2600
700	2800
800	3000
900	3200
1000	3400
1200	3600
1400	4000
1600	4500
1800	5000
2000	5600
2200	6300
316
ПРИЛОЖЕНИЕ 15
ГЕОМЕТРИЧЕСКИЕ РАЗМЕРЫ ' (В ДОЛЯХ ОТ D) И
КОЭФФИЦИЕНТЫ СОПРОТИВЛЕНИЯ ЦИКЛОНОВ НИИОГАЗ
Рисунок 1 - Циклон НИИОГАЗ:
а - схема установки циклонов НИИОГАЗ;
б - циклон ЦН-15.
1 							
Параметры 			Тип циклона			
	ЦН-15	ЦН-15у	ЦН-25	ЦН-11
Высота: входного патрубка а выходной трубы hT Цилиндрической части корпуса ft конуса циклона hK внешней части выходной __тРУбы h,.	0,66 1,74 2,26 2,00 0,3	0,66 1,50 1,51 1,50 0,3	1,11 2,11 2,11 1,75 0,4	0,48 1,56 2,08 2,00 0,3
—^j^BBicoTa циклона Н	4,56	3,31	4,26	4,38
317
Параметры	Тип циклона			Ин-н
	ЦН-15	ЦН-15у	ЦН-25	
Диаметр выходной трубы d	0.6	0,6	0,6	0.Г
Диаметр пылевыпускного отверстия dl:				
при малой запыленности газов	0,3	0,3	0,3	0,3
при большой запыленности газов	0,4	0,4	0,4	0,4
Ширина входного патрубка:				
	0,26	0,26	0,26	0,26
b	0,20	0,20	0,20	0,20
Длина входного патрубка 1	0,6	0,6	0,6	0,6
Расстояние от низа циклона до фланца	0,24-0,32	0,24-0,32	0,24-0,32	0,24-0,32
Коэффициент гидравлического сопротивления £, отнесенный к полному сечению цилиндрической части циклона	105	110	60	180
1 - Рекомендуемые значения внутреннего диаметра D :
для ЦН-15 - от 40 до 800 лш,
для ЦН-15у- от 200 до 800лги,
для ЦН-24 - от 400 до 1000 лш,
для ЦН-11 - от 40 до 800 мм.
318
ПРИЛОЖЕНИЕ 16
ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ЦЕНТРОБЕЖНЫХ
ВЕНТИЛЯТОРОВ ВЫСОКОГО ДАВЛЕНИЯ [16]
			 Обозначение вентилятора	Диаметр рабочего колеса, мм	Частота вращения колеса, мин 1	Производи- тельность, тыс.м3/ч	Полное давление, даПа	Установоч- ная мощ- ность, кВт	кпд
ВЦ6-28-5	500	2910	2,5-4,5	500-400	7,5	0,73 - 0,75
ВЦ6-28-6,3	630	2040 2930	4,5 - 7,5 6,0- 10,0	400 - 350 780 - 690	7,5	0,73 - 0,77
ВЦ6-28-8	800	1430 2400	5,0 - 9,0 7,0-14,0	310-270 850 - 720	7,5	0,72 - 0,76
ВЦ6-28-10	1000	1470 1860	12,0-22,0 14,0-27,0	510-400 800 - 650	30,0	0,74 - 0,79
		960	2,0 - 6,0	150- 140		
ВВД8	800	1450	2,5 - 8,0	320 - 300	5,5	0,5 - 0,58
		1700	3,2-10,0	600 - 520		
		960	2,3 - 7,0	157 - 153		
ВВД9	900	1450	3,3 - 10,0	420 - 380	7,5	0,5 - 0,58
		1700	4,0- 12,0	590 - 500		
		900	4,0- 12,0	250 - 220		
ВВД 11	1100	1060	4,5-14,0	350 - 300	15,0	0,5 - 0,58
		1380	6,0-18,0	600 - 520		
		1600	3,0 - 8,0	450 - 360		
Ц8-18-8	800	2000	3,0-10,0	610-550	22,0	0,5 - 0,65
		2400	4,0-12,0	900 - 800		
Ц8-18-9		1600	3,0- 12,0	500 - 450		
	900	2000	4,0-15,0	810-720	22,0	0,5 - 0,65
		2400	5,0- 17,0	1200-950		
ВЦ7-15-8	800	1450 2900	1,3-3,0 2,6 - 7,0	330 - 220 1300- 900	4,0	0,64-0,71
^0-60/250	1200	1470	30,0 - 75,0	220 - 240	110,0	0,55 - 0,63
319
ПРИЛОЖЕНИЕ 17
ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ДУТЬЕВЫХ
ВЕНТИЛЯТОРОВ 116]
Обозначение вентилятора	Диаметр рабочего колеса, мм	Частота вращения колеса, мин 1	Производи- тельность, тыс.м’/ч	Полное дав- ление при температуре 30°С, даПа	Устано- вочная мощность, кВт	КПД
ВДНу 8	800	1000 1500	4,0 - 9,5 6.0- 14,0	115-75 260- 170	11,0 15,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ВДНу 9	900	1000 1500	6,0- 13,0 10,0-20,0	140-95 320 - 220	11,0 22,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ВДНу 10	1000	1000 1500	8,0-18,0 13,0-28,0	180- 120 410-270	11,0 37,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ВДНу 11,2	1120 1250	1000 1500	12,5 - 26,0 18,0-39,0	225- 150 510-340	22,0 55,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ВДНу 12,5		1000 1500	16,0-37,0 24,0 - 55,0	280- 180 630-410	37,0 90,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ВДНу 15	1500	750 1000	20,0 - 53,0 28,0 - 70,0	235 - 150 420 - 260	55,0 90,0	0,75 - 0,85 0,75 - 0,85
ВДНу 17	1700	750 1000	30,0 - 80,0 40,0- 100,0	310- 190 425 - 240	90,0 160,0	0,75 - 0,85 0,75 - 0,85
320
ПРИЛОЖЕНИЕ 18
ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ДЫМОСОСОВ [16]
Обозначении дымососа	Диаметр рабочего колеса, мм	Частота вращения колеса, мин 1	Производи- тельность, тыс.м3/ч	Полное давле- ние при тем- пературе 100°С, даПа	Устано- вочная мощность кВт	КПД
Д3.5	350	920 1420	1,5 -4,0 2,2 - 6,0	30-32 73-75	1,1 1,1	0,585-0,63 0,585-0,63
ДН 6,3	630	1000 1500	2,0 - 4,5 3,0 - 6,5	58-37 130-85	3,0 4,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН8	800	1000 1500	4,0 - 9,5 6,0- 14,0	95-60 210- 135	7,5 11,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН9	900	1000 1500	6,0- 13,0 9,0 - 20,0	120-77 270- 175	11,0 15,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН 10	1000	1000 1500	8,0- 19,0 12,0-28,0	145-95 330 - 220	11,0 30,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН 11,2	1120	1000 1500	12,0-25,0 17,0-38,0	185-120 415-265	22,0 45,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН 12,5	1250	1000 1500	16,0-36,0 25,0 - 55,0	235 - 150 525 - 340	30,0 75,0	0,75 - 0,83 0,75 - 0,83
ДН 15	1500	750 1000	22,0 - 53,0 28,0 - 70,0	195- 120 350- 215	55,0 75,0	0,75 - 0,85 0,75 - 0,85
Д 15,5	1550	750 1000	46,0 - 76,0 62,0-100,0	275 - 290 490 - 520	132 315	0,70 - 0,73 0,70 - 0,73
Д 17	1700	750 1000	30,0 - 78,0 40,0- 100,0	250- 155 450 - 275	75 160	0,75 - 0,85 0,75 - 0,85
321
ПРИЛОЖЕНИЕ 19
ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ МЕЛЬНИЧНЫХ
ВЕНТИЛЯТОРОВ [42]
Обозначение вентилятора	Диаметр рабочего колеса, мм	Частота вращения колеса, мин 1	Производи- тельность, тыс.м/ч	Полное давле- ние при плот- ности газа 1,03 кг/м3, даПа	Мощность на валу, кВт	Макси- мальный кпд
ВМ-180/1100-1	1830	1470	160	1425	850	0,72
ВМ-160/850-1	2200	980	190	880	625	0,72
ВМ-20Дл	2000	1480	150	1350	676	0,82
ВМ-18Дл	1800	1480	НО	1080	400	0,82
BBCM-3-I	1800	980	60	480	125	0,62
BBCM-2-I	1800	980	33	502	73	0,62
BBCM-1-I	1200	1460	14	530	33,5	0,62
ВМ-20А	2000	1480	150	1290	643	0,82
ВМ-18А	1800	1480	108	1065	382	0,82
ВМ-17	1700	1480	58	920	177	0,82
ВМ-15	1500	1480	38	730	92	0,82
322
Навчальне видання
ГРЕБЕНЮК Олександр Федорович
ЗБИКОВСЬКИЙ Олександр 1ванович
РОЗРАХУНКИ ПРОЦЕС1В
КОКСОВОГО ВИРОБНИЦТВА
Послбник з проектування
(Росшською мовою)
Надписано до друку 10.07.2008. Формат 60x84 1/16. Обл.-вид. арк. 18,9
Ум. друк. арк. 18,83. Друк лазерний. Наклад 100 прим. Зам. № 764.
Видавничий д(м «Норд-Прес». м. Донецьк, вул. Разенкова, 6.
Тел.: (062) 389-73-84. Св. про держресстрацпо ДК № 839.
ЕДддруковано у друкарн! «Норд Комп’ютер» на цифрових лазерних
видавничих комплексах Rank Xerox DocuTech 135 i DocuColor 2060.
83003, Укра'ша, м. Донецьк, 83003, вул. Разенкова, 6
Тел.: (062) 389-73-82, 389-73-86