книги из ГПНТБ / Чистяков, А. Н. Технология коксохимического производства в вопросах и задачах учебное пособие
.pdfДля исключения попадания кокса в косые ходы последние располагают в нависающей части под углом 60° и рассчиты вают на фактическую скорость газа от 8 до 10 м/с.
Над косыми ходами установлены передвижные шиберы из шамотного кирпича, что позволяет регулировать отбор газа.
Производительность камеры сухого тушения кокса при нята в размере 1200—1300 т в сутки. Для коксового цеха из 4 батарей производительностью 5000 т кокса в сутки требу ется четыре рабочие камеры и две резервные. Период охлаж дения составляет от 2 до 4 ч. в зависимости от температуры выгружаемого кокса (200—250 °С), количества подаваемого дутья и схода кокса по сечению.
Этот период может меняться в широких пределах в зави симости от достигнутой равномерности схода кокса и распре деления дутья.
При тушении 1 т кокса можно получить около 400 кг пара энергетических параметров. Тушение кокса осуществляется циркулирующим «инертным» газом, состав которого может колебаться в широких пределах и в основном зависит от ре жима работы установки и ее герметичности. Средний состав циркулирующего газа, %: С02— 3,9; СО — 18,6; О2 — 0,2;
Н2 — 6,7; СН4 — 0,5; N2 — 70,1.
Скорость газа, приведенного к нормальным условиям, в расчете на незаполненное сечение камеры допускается в пре делах 0,5—0,9 м/с. Объем циркулирующих газов определя ется по тепловому балансу для заданных температурных па раметров газа и кокса. Расход инертных газов на тушение 1 кг кокса с нагревом газа до 800 °С составляет 1,5 м3.
Вопросы и задачи
1.Какие требования предъявляются к качеству литейного кокса?
2.Методы определения механической прочности кокса.
3.Как определяется реакционная способность кокса?
4.Как изменяются свойства кокса по ширине и высоте
камеры?
5. Что понимается под «припеком кокса»? С чем связана величина припека кокса?
З а д а ч а 1. Производительность одной камеры сухого тушения кокса 56 т/ч. Объемный вес кокса 0,5 т/м3, время ту шения 2,4 ч. Удельный расход циркулирующего газа 1,5 м3/кг, скорость газа 0,7 м/с.
61
Рассчитать: а) потребный полезный объем рабочей части камеры; б) сечение камеры; в} высоту слоя кокса в камере.
З а д а ч а |
2. |
Годовая производительность по чугуну домен |
||||
ных печей: а) |
объемом 2200 м3 с коэффициентом использова |
|||||
ния |
полезного |
объема (КИПО) |
0,60 |
составляет 1 |
млн. |
|
300 |
тыс. т/год; |
б) объемом 2700 |
м3, |
КИПО 0,65—1 |
млн. |
500 тыс. т/год; в) объемом 3200 м3, КИПО 0,53 — 2,2 млн. т/год.
Рассчитать, сколько потребуется коксовых |
печей |
(бата |
|
рей), полезным объемом 21,6 м3 |
и 32,3 м3 для обеспечения |
||
металлургическим коксом указанных домн. |
|
|
|
И с х о д н ы е данные : |
|
|
|
1. Характеристика шихты: а) |
Ц7р=7,5; Ас= 6,8; Кс= 28,4; |
||
б) Я7р= 6,0; Ас = 7,2; Кс= 26,0; |
в) Ц7р=10,0; |
Ас= 6,6; |
Кс= |
=25,7.
2.Припек кокса 1,5%; выход летучих из кокса 0,8%;
3.Выход металлургического кокса из валового: а) 94%П
б) 96%; в) 95%.
4.Насыпной вес рабочей шихты 0,8 т/м3;
5.Оборот печи 16 ч.;
6.Расход металлургического кокса 550 кг/т чугуна.
З а д а ч а 3. Рассчитать выход кокса на рабочую и сухую шихту. Характеристика шихт приведена в таблице. Оценить влияние технических показателей шихты на выход кокса.
Шихта |
Ц7с |
Лс |
FC |
1 |
8,8 |
7,5 |
24,8 |
2 |
10,4 |
7,55 |
26,6 |
3 |
10,3 |
7,53 |
24,8 |
4 |
10,0 |
7,57 |
25,7 |
5 |
6,5 |
5,8 |
Рг—22,3 |
6 |
6,0 |
5,8 |
Р г—26,7 |
Со О о OV в
2,15
2,17
2,26
2,18
0,30
.0,36
Выход летучих из кокса, %
0,9
0,7
1,0
1.0
0,8
0,9
З а д а ч а 4. Рассчитать допустимую |
зольность |
сухой, |
шихты, если зольность кокса не должна превышать: 1) |
Аск^ |
|
>10% ; А%<11,5%; |
Г°2=21,8%; |
|
Выход летучих из шихты F°i = 27,4%; |
|
Припек кокса 2,0%. Выход летучих из кокса — 1,0%.
62
З а д а ч а 5. Определить зольность кокса, если шихта имела следующую характеристику: 1) №Pi= 7,5%, Aci—6,8%г.
^ = 28,4%; 2) №*2=10,4%, Ас2=7,5% , Кс2=26,6% .
Выход летучих из кокса — 0,8 %• |
|
|
З а д а ч а |
6. Рассчитать пористость кокса, если |
действи |
тельная (истинная) плотность его равна 1,95 г/см3, |
а кажу |
|
щаяся — 0,85 г/см3. |
|
|
З а д а ч а |
7. Объем доменной печи 5037 м3. Коэффициент' |
использования полезного объема этой печи 0,445 м3/т чугуна в сутки. В качестве топлива и восстановителя используется природный газ и кокс. Удельный расход кокса 0,375 т/т чу гуна. Рассчитать годовую производительность доменной печи по чугуну и годовой расход кокса.
З а д а ч а 8. Рассчитать припек кокса по известным фор мулам и оценить расхождения в результатах. Характеристика шихты, %: №р= 10,1, Ас = 7,3, К°=28,6, Sc06nr—2,20.
Выход летучих из кокса — 1 % •
|
|
|
Литература |
|
|
|
|
|
|
В и р о з у б |
И. |
В., Л е й б о в и ч |
Р. |
Е. |
Расчеты коксовых |
печей и |
|||
процессов коксования. Киев, «Вища школа», 1970. |
В. |
В., |
Я р е м - |
||||||
X а н и н |
И. |
М., |
О б у х о в с к и й |
Я- |
М., |
Юши н |
|||
ч у к В. А. |
Методы |
расчета материального и теплового |
балансов коксо |
||||||
вых печей. М., «Металлургия», 1972. |
|
|
|
|
|
|
|||
Справочник коксохимика т. 2, М., «Металлургия», 1965. |
С., |
К а ф |
|||||||
Л га л о в К. И., С о к о л о в Г. |
А., |
Х а л а б у з а р ь Г. |
т а н С. И. Технология обогрева коксовых печей. М., «Металлургия», 1949.
М о т т Р. А., У и л е р |
Р. |
В. Качество кокса. М., «Металлургиздат» |
1949. |
Л. |
Коксовые машины, их конструкции и рас |
Н е п о м н я щ и й И. |
||
чет, М., «Металлургиздат», |
1963. |
Г Л А В А 5. УЛАВЛИВАНИЕ ХИМИЧЕСКИХ ПРОДУКТОВ
КОКСОВАНИЯ
5.1. Первичное охлаждение и транспортировка газа
Коксовый газ, выходя из камеры, содержит пары легких ароматических углеводородов,с молы, воды, нафталина, ам миака, сероводорода, цианистых соединений и называется сы рым (прямым) коксовым газом. После прохождения через конденсационную и улавливающую аппаратуру химических цехов коксовый газ называется обратным, так как часть еговозвращается к коксовым печам на их обогрев.
63
Выход коксового газа зависит прежде всего от качества шихты, а состав, в основном, определяется технологическим режимом коксования.
Состав коксового газа колеблется в узких пределах, %:
Н2 — 57,6—60,5; СН4 — 27,3 — 24,6; С02 — 2,7—2,30; Ст Н „—
2,8—2,2; СО — 7,5—5,6; |
N2 — 3,7—3,0; |
0 2 — 0,5—0,8. |
|
|||
П л о т н о с т ь |
газа 0,470—0,436. кг/м3. Низшая теплота сгора |
|||||
ния 4270—4380 ккал/м3. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Таблица 5—1 |
|
Распределение элементов угля в процессе коксования |
|
|||||
Н а и м е н о в а н и е ______ Распределение элементов, вес. % |
||||||
продуктов |
|
С |
н |
N |
0 |
S |
Шихта |
|
100 |
100 |
100 |
100 |
100 |
Кокс |
85,91 |
6,86 |
45 |
4,5 |
60,60 |
|
Газ |
|
9,25 |
63,83 |
40,19 |
33,26 |
— |
Смола |
|
3,28 |
8;86 ■ |
4,41 |
1,11 |
15,55 |
Бензол |
|
1,45 |
1,90 |
— |
— |
— • |
Пирогенитическая вода |
— |
13,64 |
— |
61,00 |
— |
|
Аммиак |
|
— |
1,09 |
10,40 |
— |
— |
Сероводород |
|
— |
0,54 |
— |
— |
23,81 |
Невязка баланса |
0,11 |
3,28 |
— |
0,13 |
0,04 |
|
В табл. 5—1 приведены |
средние |
данные |
распределения |
|||
элементов угля в процессе коксования донецких углей. |
(Vc= |
= 26,9%) в динасовых коксовых печах при периоде коксова ния 14,1 ч и температурах в отопительных простенках 1347 °С с коксовой стороны и 1319 °С с машинной стороны.
В газ переходит более 63% водорода угля.
Выход и состав газа в процессе коксования меняются (рис. 5—1). К концу процесса в коксовом газе увеличивается содержание водорода и уменьшается содержание метана, со ответственно изменяются плотность и теплота сгорания газа.
Усреднение состава газа происходит в газосборниках. Парогазовая смесь с температурой 650.—700 °С на выходе
из камер охлаждается в стояках и газосборниках надсмольной водой до 80—85°С, при этом конденсируется более 60% смолы. Дальнейшее охлаждение газа до 30—35 °С и конден-
64
сация паров осуществляются в первичных холодильниках раз ной конструкции.
Для отсоса газа из камер, его транспортировки через охлаждающую, улавливающую и очистительную аппаратуру и доставки потребителю служат газовые нагнетатели (газодувки). Вся аппаратура, расположенная до нагнетателя, ра ботает под разрежением (400—500 мм вод. ст), а после нагне тателя— под давлением (2000—3000 мм вод. ст.). Давление газа на выходе с коксохимического завода должно составлять
Рис. 5—1. Изменение состава газа в течение пе риода коксования.
400—600 мм вод. ст., что обеспечивает подачу газа металлур гическому заводу и другим потребителям.
Таким образом, суммарный напор современных нагнета телей производительностью 90—100 тыс. м3/ч составляет
3000—4000 мм вод. ст.
При необходимости передачи газа на дальнее расстояние его давление повышается в компрессорах до 8—10 ати. Газ подвергается соответствующей очистке и осушке от влаги. Обычно улавливание сырого бензола, очистка газа от серово дорода в этом случае производится под давлением.
Нагнетатели центробежного типа приводятся в движение паровой турбиной или электродвигателем.
Регулирование отсоса газа при паровом приводе произво дится изменением числа оборотов паровой турбины — при
5—608 |
65 |
вода для нагнетателя, что достигается .количеством подаваемого пара.
У нагнетателей с электроприводом число оборотов оста ется постоянным, а режим работы поддерживается: а) при крыванием или открыванием задвижек на всасывающем газо проводе; б) путем передачи части газа из нагнетательного га зопровода через обводной газопровод (байпас) во всасы вающий.
Автоматическое регулирование работы нагнетателей позво ляет добиться минимального колебания давлений в газопро воде перед нагнетателем, не превышающего 10—20 мм вод.ст.
Вопросы и задачи
1. Гидравлический и температурный режим работы газосборников.
2.Почему в газосборники подается горячая надсмольная вода, а не вода цикла первичных холодильников?
3.Типы первичных холодильников. Их оценка.
4.Существующие технологические схемы первичного охлаждения газа.
5.Насколько возможно и целесообразно применять воз душные холодильники?
6.Как образуется надсмольная вода?
7.Параметры пара, поступающего к паровой турбине на гнетателя и отработанного.
8. Преимущества и недостатки нагнетателей с паровым и электроприводом.
9.Направление движения газов в камере, и как оно отра жается на составе газа и жидких продуктов.
З а д а ч а 1 . Нагнетатель коксового газа обслуживает коксовый блок из 2 батарей по 65 печей каждая с полезным
объемом камеры 32,3 |
м3. Разовая |
загрузка 23,5 т |
сухой |
шихты, период коксования 14,33 ч, оборот печей 14,5 |
ч. Ха |
||
рактеристика шихты: |
W'p= 9 ,1 %, |
Ас = 8,1 %; 0 —26,5%, |
|
Sco6l4=0,61%, № =2,3% . |
|
|
Определить: а) температуру газа после нагнетателя, если его температура после первичного холодильника равна 30 °С; б) необходимую мощность на валу нагнетателя;
При расчете принять суммарный напор нагнетателя рав ным 3000 мм вод. ст. (на всасе 500 мм вод. ст., на нагнетании 2500 мм вод. ст.).
66
Сл
*
серная
j L
j-"'' i
Y-V-
|
г |
/7 Л |
|
| ч |
7 " |
Рис. 5—2. Сатураторный способ производства сульфата аммония:
1 — подогреватель; |
2 — сатуратор; |
3 — ловушка; |
4 — циркуляционная |
кастрюля; 5 — циркуляционный насос; 6— |
|||||
сборник |
маточного |
раствора; 7, 8 — насосы; 9 — кристаллоприемник; 10 |
— центрифуга; |
11, |
13 — транспортеры |
для |
|||
сульфата |
аммония; |
12 — сушилка; |
14 — напарный |
бак серной кислоты; |
бункера |
для |
сухой соли; 16— ввод |
ам |
|
|
миачных паров; |
17 — удаление |
кислой смолки; 18 — кастрюля |
обратных |
токов. |
|
З а д а ч а 2. Рассчитать |
содержание'аммиака |
и серово |
дорода в 1 м3 прямого коксового газа. |
Ег=26,7, |
|
Характеристика шихты, |
%: Wр=6,5, Ас= 5,8, |
Sco6i4=0,30, № =2,84.
5.2. Улавливание аммиака и пиридиновых оснований
Образующийся при коксовании аммиак"распределяется между газом и надсмольной водой. Его улавливание осуще-. ствляется серной кислотой с целью получения сульфата ам мония.
Рис. 5—3. Схема бессатураторного способа |
получения |
сульфата |
||||||||
|
|
|
аммония: |
|
|
|
|
|
|
|
I — абсорбер, 2 — нижняя ступень абсорбера; |
3 — верхняя ступень *абсор |
|||||||||
бера; 4,— кислотная ловушка; 5 — сборник |
слабого раствора |
(циркуляци |
||||||||
онный |
сборник |
первой |
ступени); 6, 8, 13, |
15, |
25 — насосы; |
7 — сборник |
||||
крепкого раствора (циркуляционный сборник второй ступени); |
9, |
10 — на |
||||||||
порные |
баки; |
— смолоотделитель; 12 — сборник |
маточного раствора; |
14— |
||||||
трубчатый испаритель; |
16 — центрифуга непрерывного |
действия; |
17 и |
18— |
||||||
паровые |
эжекторы; 21 и 22 — поверхностные |
трубчатые |
конденсаторы; |
23— |
||||||
сборник |
чистого |
конденсата; 24 — сборник грязного конденсата; |
19 — вну |
|||||||
тренняя |
циркуляционная труба; 20 — сушильная |
установка; 21, |
22 — кон |
|||||||
|
|
денсаторы; 23, 24 — сборники конденсата. |
|
|
|
Аммиак очень ядовит и имеет резкий запах, ощущаемый при концентрации его в воздухе 0,04 г/м3. Опасной является его концентрация в воздухе более 1,5—2,7 г/м3. В присутст вии 0 2, Н20, особенно H2S и HCN аммиак является агрессив ной коррозионной средой. Поэтому выделение аммиака из коксового газа является непременным условием нормальной работы коксохимического производства и обязательно при использовании газа для бытовых нужд. '
68
Из известных методов получения сульфата ам-мония (кос венный, прямой, полупрямой) наибольшее распространение получил полупрямой способ — прямое улавливание серной кислотой аммиака из газа и косвенное: выделение аммиака из надсмольных вод, перерабатываемых на колонне с после дующим улавливанием.
На практике существует две разновидности полупрямого способа — сатураторный (рис. Ъ—2) и бессатураторный (рис. 5—3). На рис. 5—4 представлена технологическая схема улавливания химических продуктов.
Одновременно с улавливанием аммиака улавливаются и пиридиновые основания. Основной особенностью бессатураторного метода является возможность поддержания опти мальных условий улавливания не только для аммиака, но и для пиридиновых оснований.
Пиридин, пиколины, лутидины обладают слабыми основ ными свойствами и взаимодействуют с серной кислотой за счет неспаренной электронной пары азота, образуя в зависи мости от кислотности раствора кислую или среднюю соли сульфата пиридина и других компонентов, например:
C 5 H 5N + H 2 S 0 4^ ( C 5 H 5 N H ) H S 0 4,
2C5H5N+ H2S04-^ ( C 5 H 5 N H ) 2 S O 4 .
Соли нестойки, подвергаются гидролизу, что обусловли вает потери пиридиновых оснований.Степень гидролиза повы шается с понижением кислотности раствора и повышением его температуры.
Для получения высококачественного сульфата аммония желательно поддерживать низкую кислотность раствора в то время, как для улавливания пиридиновых оснований — повы шенную кислотность.
Надсмольная вода, содержащая соли летучего [(NH4) 2S, (NH4)2CC>3, NH4CN]i и связанного [NH4C1, NH4CNS, (NH4) 2S04] аммиака, перерабатывается в аммиачном отделе нии (рис. 5—5), технология которого увязывается как с суль фатным отделением, так и с обесфеноливанием сточных вод.
Вопросы и задачи
1.Назовите и обоснуйте оптимальные температуры обра зования аммиака.
2.Дать оценку известным методам получения сульфата
аммония.
69
Рис. 5—4. Технологическая схема улавливания химических продуктов с получением сульфата ам мония полупрямым способом:
/ — сепаратор; .2 — первичный |
газовый холодильник; 3 — электрофильтр; |
4 — нагнетатель коксового газа; 5 — по |
||||||||||||
догреватель, |
6 — сатуратор, |
7 — ловушка; |
8 — конечный |
холодильник; |
9 — механизированный |
осветитель |
воды; |
|||||||
10 — сборник |
надсмольной воды; |
11 — сборник |
смолы; |
12 — сборник |
конденсата; |
13 — отстойник; |
14 — храни |
|||||||
лище смолы; |
15— хранилище надсмольной |
воды; |
16— циркуляционная |
кастрюля; |
17 — сборник |
маточного |
рас |
|||||||
твора; 18 — кристаллоприемник; 19 — центрифуга; 20— |
аммиачная |
колонна; |
21 — приколонок; |
22 — дефлегматор; |
||||||||||
23— реактор, |
24 — отстойник |
для |
шлама; |
25 — обесфеноливающий |
скруббер; |
26 — сборник |
щелочи; |
27 — сбор |
||||||
|
|
ник фенолятов; 28 — вентилятор; 29— гидрозатвор. |
|
|
|
|
< |