气力输送设计.doc

气力输送设计
5．1已知条件:
表5-1
物料
油砂干馏渣

温度 /℃
480

流量 ㎏/h
74654

比热 /KJ*㎏-1K-1
1.1

最大粒径 ㎜
10

输送高度 m
20

输送地海拔高度m
500

5．2系统选择
5.2.1正压系统是工业上最常用的，它适用于文丘里式、螺旋泵和仓式泵等绝大多数供料器。　
5.2.2　供料器的选择:螺旋泵
5.2.3 风机 选择
大多数气力输送系统使用容积式空压机（风机），因为此类设备当压力变化时体积流量几乎不变。当排气压力小于１００ｋＰａ时，广泛使用罗茨鼓风机。该类型具有宽广的体积流量范围并能提供无油空气。此外，它有恒定的速度曲线，当传递压力增加时，体积流量仅轻微减少，从而保证了物料在一定压力下的悬浮流动状态。
5.3设计计算
5.3.1输送速度选择

据输送速度表的粒径和和密度,选　
　 　v=18m/s
5.3.2输送料气比
据GALOTER炉资料料气比C=2424/398=6.09,本设计取料气比
C=6㎏/㎏
则气体量为Q0=G/6=77821/6=12970㎏,折标态12970/1.293=10031 m3/h
考虑系统漏风和储备,风机风量Q=K4Q0=1.25×10031=12538.8 Nm3/h
5.3.2 输送管道有效内径计算
5.3.2.1风量换算系数计算
风量换算系数
体积换算系数
质量换算系数

当已知海拔高度为H时,大气压与标准大气压的关系为:
Ph/ P0= (1-0.022569H)5。256
式中:To --标况气体温度，℃;
T1一该风量中气体的工况温度，℃;
P0—海平面上的气压，Pa
Ph一水泥厂厂区的气压，pa
H--水泥厂厂区海拔高度，km

5.3.2.2管道流量计算
Qt= Q0CV =10031×1.711=17163 m3/h

5.3.2.3管道直径计算

有效管径D1应为:
m

圆整，取D1=0.5m
5.4 气力输送系统总压损
气力输送系统总压损是由输送管道总压力损失、管道出口阻力、喷煤管阻力和气力输送设备阻力组成。输送管道总压力损失又由水平管摩擦阻力、垂直管摩擦阻力和垂直管提升阻力组成。
工程上为了便于计算，常将弯管的局部压力损失折算成水平管道的沿程压力损失。一般对于均匀粒状物料，当弯管R/D=6时，其当量长度取8～10m,弯管R/D=10时，其当量长度取10～16m,弯管R/D=20时，其当量长度取12～20m
V—管道内风速，为25m/s
u—料气比，为6kg/m3
H—工厂海拔高度，为0．5km;
T1—气体温度，为500℃;
L1—水平管道输送长度，为20m,
H1—窑头垂直管道输送长度，为16m,

N1—输送管道上弯头数量，为4个。
M1—输送管道上阀门数量，为2个。
L2—换热器当量管道长度
输送管道阻力计算
ΔP=ΔPL+ΔPO+ΔPC+ΔPE
ΔP—总压损
ΔPL——输送管道总压力损失ΔPL=ΔPL1+ΔPL2+ΔPN1+ΔPM2+ΔPLFH +ΔPLH
ΔPO——管道出口阻力
ΔPC ——喷煤管阻力
ΔPE ——气力输送设备阻力。
ΔPLFW——水平管摩擦阻力;
ΔPLFH ——垂直管摩擦阻力
ΔPLH ——垂直管提升阻力。
5.4.1 计算输送管道当量长度
设弯管R/D=6时，其当量长度取10 m;阀门当量长度取20 m
水平管道当量长度
m
5.4.2 计算输送管道阻力系数
按柏列斯公式:
阻力系数ξ1=0.0125+0.0011/1=0.0136
5.4.3 计算输送管道水平管摩擦阻力
水平管摩擦阻力(Pa) ΔPLFW =ξ1×Lp/D×γa×V2/2 ×(1+KL ×u)
式中：ξ1一阻力系数;
Lp一水平管道当量长度，m,
D一输送管道直径，m,
γa一空气的重度，kg/m3，当400℃，γa=1.293×273/673=0.524
u一管道内料气比，u=2.2
KL一附加阻力系数,见图1，v=25m/s时，KL=0.23
水平管摩擦阻力(Pa)
ΔPLFW =ξ1×Lp/D×γa×V2/2 ×(1+KL ×u) =0.0136130/0.50.524×252/2(1+0.236)
=1378 (Pa)
5.4.4 计算输送管道垂直管摩擦阻力
垂直管摩擦阻力ΔPLFH =ξ1×H1/D1 ×γa×V2/2×(1+KHu)
=0.0136 ×20/0.5×0.524×252/2× (1+0.23 ×1.1 ×6) =224.3(Pa)
式中: H1一垂直提升高度，m;
KH一附加阻力系数，KH=1.1KL
5.4.5计算输送管道垂直管提升 阻力
ΔPLH =γa×(1+ u) H1×g=0.524×(1+6)×20×9.81=720Pa
式中:g一重力加速度。

5.4.6计算输送管道出口阻力
管道出口阻力(Pa)=50pa
5.4.7计算输送管道气力输送设备阻力
气力输送设备阻力(Pa)=10000Pa
5.4.8 输送斜槽阻力: ΔPF =3000 Pa
5.4.9计算输送管道总压力损失
输送管道总压力损失ΔP=ΔPL+ΔPO+ΔPC+ΔPE+ΔPF =1378.+224.3+720+50+10000+3000=15372Pa
设备选用压力P=Kp*ΔP=1.2*15372=18448Pa
式中:KP一考虑漏气和计算误差等原因的压力备用
系数，一般选用Kp=1.1～1.2

表5-2提升管物料平衡和热平衡计算表

提升管物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣
76654.4
500
1.08
700.000
41393376.0
0.8199
2干空气
12970.0
400
1.07
0.524
5540784.0
0.1097
3焦炭显热
1073.2
500
1.08
700.000
579517.2
0.0115
3焦炭燃烧
70.0
500
42475.00

2973250.0
0.0589
收方合计
90697.6

50486927.2
1.0000
1渣
76654.4
500
1.08

41393376.0
0.8199
2干空气
12783.3
500
1.07

6826300.0
0.1352
未燃焦炭显热
1003.2
500
1.08

541717.2
0.0107
热烟气
256.7
500
1.17

150150.0
0.0030
热散失

1575384.0
0.0312
支方合计
90697.6

50486927.2
1.0000

六、提升管后旋风集渣器设计
表6-1 提升管后集渣器物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣
74654.0
500.000
1.06
700.000
39566620.0
0.8202
2干空气
12783.3
500.000
1.08
0.524
6903000.0
0.1431
热烟气1
256.7
500.000
1.17

150150.0
0.0031
3焦炭显热
1003.2
500.000
1.25
700.000
626987.5
0.0130
3焦炭燃烧
23.3
500.000
42475.00

990924.8
0.0205
收方合计
88697.2

48237682.3
1.0000
渣1(捕集)
67188.6
500.000
1.06

35609958.0
0.7382
渣2(随气)
7465.4
500.000
1.06

3956662.0
0.0820
2干空气
12721.1
500.000
1.08

6869405.4
0.1424
未燃焦炭显热
979.9
500.000
1.25

612406.5
0.0127
热烟气1
256.7
500.000
1.17

150150.0
0.0031
热烟气2
85.5
500.000
1.17

50042.0
0.0010
热散失

989058.4
0.0205
支方合计
88697.2

48237682.3
1.0000

集料器规格参数设计
进口风量34287.3+256.7+=34544.4,进口风量为Q4= 26662+256.5/44*22.4=26792 Nm3,
进口风速v4=16m/s,进口面积A4=Q4/V4=26792/（3600*16）=0.465㎡
旋风分离器直径D4=4.650.5=2.15 m,
进风口高a=0.45D4=2.15*0.45=0.97 m
进风口宽b=0.22D4=2.15*0.45=0.47 m
直筒高度h1=1.6D4=3.44,
锥筒高度h2=1.7D4=3.66,
H=7.1m
七、高温燃烧斜槽设计
7．1高温燃烧斜槽完全燃烧残碳所需气体量计算

最终使高温输送斜槽能将高温提升机提来的高温半焦里的残碳全部燃烧掉，温度从480℃升致780℃，
注：残碳量计算：Qc=20830×0.28×0.20=1166.48㎏,
碳的燃烧份额估算见表7-1
表7-1碳的燃烧份额估算
设备
干馏炉
提升管
集渣器
高温斜槽
合计
质量
93．3
70
23．33
979．87
1166．5
份额
0．08
0．06
0．02
0．84
1

1166.5
13.96825
16293.69
3323.689

原料中碳量为：1166.5㎏,完全燃烧(为充分燃烧取空气过剩系数为1.1)
需干空气为: 1166.5×32/(12×0.21)×1.1=16293.7㎏,气力提升用气量为12970㎏,差值3323.7㎏干空气在高温输送斜槽中从槽底送入

表7-2高温燃烧斜槽物料平衡和热平衡计算

1166.5
13.96825
16293.69
3323.689

斜槽物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣1
67188.6
500
1.06

35609958.0
0.3944
渣2(随气)
7465.4
500
1.06

3956662.0
0.0438
2干空气
12721.1
500
1.08

6869405.4
0.0761
热烟气
342.2
500
1.17

200192.0
0.0022
完全燃烧新增干空气
3323.7
400
1.07

1422538.8
0.0158
3焦炭显热
979.9
500
1.25

612406.5
0.0068
4焦炭燃热
979.9
500
42475.00

41619145.7
0.4609
收方合计
92020.9

90290308.5
1.0000
斜槽卸出渣
71180.6
780
1.13

62738604.0
0.6949
气体带出渣
3473.4
780
1.13

3061431.6
0.0339
排出烟气
17366.9
780
1.29

17474543.5
0.1935
热散失

7015729.4
0.0777
支方合计
92020.9

90290308.5
1.0000

斜槽设计要考虑空气在料槽断面风速不大于送料速度的3倍,初选送料速度1m/s,

则风速控制至3m/s进料口风量17163m3/h,则斜槽截面积为17163/（3600*3）=1.589

槽宽为0.6m，高度为2.64m.
槽宽为0.8m时高度为1.986m
烟气和物料分流,出口段截面积增大,使风速降出口处

7．2高温输送斜槽设计应考虑的问题：
（1）高温输送斜槽的槽体结构设计、安装高度以及倾斜度；
（2）燃烧残碳的方法，辅助热源的选择和安装方法；
（3）所需的热量，空气的加入方式；
（4）槽体保温装置设计；
（5）陶瓷多孔板设计
高温输送斜槽的槽体采用方形结构，内嵌粘土质隔热保温材料，透气层选用陶瓷板能承受一定的压力，有利的保证槽体不受伤害。空气从槽体进料处进入，这样能够运用气力输送将物料送到热灰旋风收集器。辅助热源选用天然气，因为天然气是高温提油装置的产物，不需要再购买其它的燃烧物质如煤炭等。
最终使高温输送斜槽能将高温提升机提来的高温半焦里的残碳全部燃烧掉，温度从455℃升致750℃—850℃，
图6-1为一种空气输送斜槽的结构形式。斜槽由数段用钢板制成的矩形断面槽子制成，并沿着输送方向布置成一定斜度。槽子由两个凵形的上槽体5和下槽体6组成并用螺栓联接，中间用透气层相互隔开。物料由加料口2均匀地喂在透气层7上，空气由风机送入下槽体，并均匀地通过透气层通入物料颗粒之间，使颗粒间的空隙增大，并浮动于空气中，呈流态化状态。因为斜槽是倾斜的，流态化的物料便在重力作用下沿斜槽下滑，由卸料口9卸出，逸入上槽的空气由排气口8经收尘后排出，或经上槽的过滤器（布袋）排到大气中。
空气粉状斜槽除主要作向下输送外，利用流态化输送的原理，也可以作水平和向上输送。当空气槽水平安装，物料水平流动，主要靠改变透气层的一种——多孔板气流喷出方向，使物料随气流的前进推力和物料的前进压力差流动；至于向上输送，则完全依靠空气的推力作流态输送，物料处于半悬浮呈波浪形前进。

1.风机 2.加料口 3.窥视窗 4支架 5上槽体 6.下槽体 7.透气层 8排风口
9.卸料口
图6-1.空气输输送送斜槽结构形式
7.3高温输送斜槽的选型计算
高温输送斜槽的选型计算，主要是根据被输送物料的特性、输送距离及生产能力等，选择合适的槽宽、鼓风机的风量和风压。
7.3.1
高温输送斜槽的斜度i是决定槽内物料流动的基本条件。它决定于物料的特性、工艺布置及设备选型等。斜度小，则料层增厚，此时为了维持料层的最佳状态流动，需要较高的通风量，但有利于工艺布置；斜度大，空气消耗量虽有降低，但鼓风机的布置、安装较复杂，然而其物料流速大，生产能力较高。当斜度在4%～6%之间时较为适中。在工艺布置允许的条件下，采用较大的斜度对输送有利。当输送水泥和生料粉时可取6%；输送闭路循环磨机的粗料时，建议斜度不小于10%，甚至可取12%；用帆布作透气层时斜度取6%；用多孔板作透气层时斜度取4%～6%。
本高温输送斜槽选用斜度为4%。
7.3.2物料流动速度
物料在斜槽内的流动与液体在明渠内无压流动原理相近。物料流动速度主要决定于斜槽的斜度，此外还与槽宽、料机理高度、物料特性及透气层表面状况有关。物料流动速度可按斜度粗略选取：
i=4%,v=1.0m/s;因此，本高温输送斜槽的物料流动速度初选为1m/s.
7.3.3高温输送斜槽的槽宽
按
水泥输送斜槽的标准尺寸见表

7.3.4耗气量计算
耗气量是根据使物料层由静止过渡到运动状态的最小气流速度，也即根据物料开始呈流态化的风速来确定的。它与被输送物料特性、空气输送斜槽的斜度及透气层的性能等因素有关。
在透气层面积（槽宽B与输送长度L之积）确定之后，耗气量主要决定于空气穿过透气层的速度，通常称视在速度ν（用耗气量与透气层面积之比表示），它大致上等于物料刚好流态化但又尚未流动的空气速度。为保证输送的正常进行，在输送全长上，空气速度与物料流态化的临界速度关系应保持为：
ν=（1.5～2.0）
临界速度ν按流体力学有关方法计算，但大多数情况下用试验的方法测定，其测定方法是：在某一料层厚度下，在固定床时空气通过料层阻力与视在速度ν成正比，当到达某一点以后，视在速度增加，阻力并不明显增加，几乎为一常数，则该点的空气速度即为流化临界速度。因而，耗气量为：
V=60qBL （3-2）
式中： V——耗气量，㎡／h;
Q——单位面积耗气量，·min, 对多孔板：Q=1.5·min;
L——输送长度，m
所以耗气量V2=60×1.5×0.4×20=720/h
取V1、V2中较大者，故得斜槽风量为14698㎏/h
7.3.5风压
高温输送斜槽所需风机的风压是用于克服透气层阻力、物料层阻力和送风管网的阻力。斜槽正常操作时，顶槽压强大致为零压，因此，风压可按下式计算：
Δp=Δp1+Δp2+ΣΔp3 （3-3）
式中： Δp——风压，Pa；
Δp1——透气层的阻力，Pa，对多孔板，Δp1≈2000 Pa； Δp2——物料层阻力，Δp2=10hρ`，ρ`单位为kg/,Δp2单位为Pa；
ΣΔp3——送风管网阻力之和，Pa。

所以Δp=2000Pa+10×0.1×630+100=2.73kPa

7.4高温输送斜槽零部件设计
7.4.1气体燃料燃烧装置
气体燃烧器可以从不同角度进行分类，按照方法的不同可分为两大类，即有焰燃烧和无焰燃烧器。
气体燃料燃烧过程可分三个阶段，即混合、着火及燃烧，燃料的混合过程比燃烧过程要缓慢得多。因此，决定气体燃料燃烧方式和效果的主要因素是混合过程。故气体燃烧嘴按其燃料与空气的混合方式分成扩散式煤气嘴、引射式煤气烧嘴、半引射式煤气烧嘴。本设备中气压为5.73kPa，所以选用半引射式煤气烧嘴，即低压烧嘴。
低压烧嘴是指采用风机供风的强制紊流扩散燃烧的烧嘴，它包括同轴射流、交叉射流、旋转射流等几种类型，应用最广。如图4-1所示为DW-I型烧嘴：

1.涡流叶片 2.空气输送管道 3.天然气输送管道 4.节流垫圈
图4-1DW—I烧嘴

DW-I型烧嘴在通道内设有涡流导向片，空气在燃气周围分为数股并以一定角度切向导入与煤气混合，混合效果很好。由于空气道装有旋流片，使空气产生了切向分速。在旋转前进中与煤气相遇，强化了混合过程，因而可以得到较短的火焰，但是也增加了流动阻力。
导向片轴向角度有30°和45°两种，可加强煤气和空气混合，因而火焰较短，火焰长度为烧嘴出口直径的4～8倍。燃烧所需要的靠风机鼓入。过剩空气系数取α=1.15～1.20。当煤气压力大于800Pa，而又要维持原烧嘴能力时，则应在煤气进口处加节流垫圈以消除剩余压力。
7.4.2高温输送斜槽槽体结构和耐火材料设计
7.4.2.1高温输送斜槽的槽体结构
高温输送斜槽槽体结构如图4-2所示：槽体用6mm的钢板制造，其截面为矩形断面（如图4-3所示）。槽体内宽500mm，上槽体内高400mm。一般料层高100mm。上下槽体之间用螺栓连接，螺栓均匀分布。陶瓷多孔板在全部表面上提供均匀的空气分布，使输送斜槽能够有效的操作。气孔板的孔径要比被输送的物料的颗粒直径小。约为8mm，以防止气孔被堵塞。由于油污、物料或水的存在会堵塞气孔板的微孔，可以用压缩空气吹扫、用水或用适当的溶剂清洗。槽体内设110mm粘土质隔热耐火浇铸材料。

1. 输送斜槽上槽体 2.输送斜槽下槽体 3.耐火材料 4陶瓷板 5法兰 6支架

图4-2槽体结构

图4-3槽体结构矩型断面

7.4.2..2窥视孔的设计
为了观察高温输送斜槽内物料流动情况，避免堵塞事故，在距进料口2～3m处，出料口的前面，在顶槽便于观察的一侧，均开设有窥视窗。如图4-4所示：

1. 槽体耐火材料 2.窥视孔闸板 3.窥视孔壳体 4玻璃 5窥视孔内保温材料
图4-4窥视窗
窥视孔应直接通入上槽体内，但是槽体内温度很高，易使窥视孔内的玻璃受损。因此在窥视孔内设一闸板，当要查看槽体内的物料情况时只要将闸板提起即可。窥视孔壳体内浇铸20mm粘土质隔热耐火浇铸材料，这样更有利于保温。
7.4.2.3入料装置设计
入料装置可根据旋风收尘器的排灰装置进行设计。排灰装置是收尘器装置上的一个重要部件，它对收尘器运行及收尘效率有着重大影响。由于收尘器运行多数呈负压状态，如果装置失灵，就会使空气吸入，从而会破坏收尘器内流场的气流运动，而使粉尘难以与气体分离；或是会 使收集下来的粉尘再次飞扬；或使排灰口堵塞，造成收尘系统的瘫痪。
为保证排灰口的严密性，此处装有各种不同的锁风装置。常用的锁风装置有重力作用闪动阀、机械传动回转卸尘阀、电动卸尘阀。而无论采用何种卸尘阀，都要在保证最大气密性的同时，尽快地将粉尘排出。
本设计中采用的是翻板式闪动卸料阀，如图4-5。翻板式闪动阀属于重力作用阀。它是利用重锤通过杠杆机构来压紧翻板。当翻板上的积灰重力超过重锤所能平衡的力时，就压下翻板而卸出粉尘，然后又在重锤作用下恢复原位，封住卸料口。为了更有效地增加气密可靠性，制成了如图所示的上下阀交替开关。为了保证高温输送斜槽的保温性能，在翻板阀的内侧浇铸了110mm的粘土质隔热保温材料。

图4-5料封装置

7.4.2..4入料溜板的设计
为了减少进料口下面物料对透气层的冲击和磨损，在进料口下面常设有进料溜板， 如图4-6所示。进料溜板起缓冲作用，物料通过进料溜板滑到透气层上。

图4-6入料溜板

为了防止燃烧喷嘴将进料溜板烧坏，在进料溜板的下方燃烧喷嘴的上下两侧浇铸粘土质耐火材料各50mm厚，500mm长。这样不仅有利于天然气的充分燃烧，而且保证了进料溜板的寿命。
8旋风分离器2设计，
进风量17367.㎏/h,温度780℃，风中料气比约0.2,则气体带出渣3473.4㎏
Cv3=1.9
Qt3=16293/1.293×1.9=23942 m3/h
收尘器组设为二级旋风收尘器串联，收尘效率90%,热损失约10%，

旋分器2物料平衡和热量平衡计算

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
气体带入渣
3473.4
780
1.13

3061431.6
0.1491
入分离器烟气
17366.9
780
1.29

17474543.5
0.8509
收方合计
20840.2

20535975.1
1.0000
分离卸出渣
3126.0
755
1.13

2666978.0
0.1299
气体带出渣
347.3
755
1.13

296330.9
0.0144
排出烟气
17366.9
755
1.29

16914462.0
0.8237
热散失

658204.3
0.0321
支方合计
20840.2

20535975.1
1.0000

旋分器3物料平衡和热量平衡计算

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
气体带入渣
347.3
755
1.13

296330.9
0.0172
入分离器烟气
17366.9
755
1.29

16914462.0
0.9828
收方合计
17714.2

17210792.8
1.0000
分离卸出渣
312.6
730
1.13

257866.7
0.0150
气体带出渣
34.7
730
1.13

28651.9
0.0017
排出烟气
17366.9
730
1.29

16354380.4
0.9502
热散失

569893.8
0.0331
支方合计
17714.2

17210792.8
1.0000

规格
风量Q
进风速度u
筒体直径D
圆整D
排气管d
d1集灰管
进风口高a
B进风口宽
总高H
柱部高h1
锥部高h2
排气管筒内高h3
排气管筒外高h4
进风蜗旋过渡锥面高h5
fxs1.5
23942
23
1.700
1.700
0.85
0.60
0.774
0.374
6.800
3.400
3.400
1.19
0.2
0.18

干馏炉热物料平衡与热平衡计算

干馏炉热物料平衡与热平衡计算

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1热渣
62490.0
750
1.11
700.00
52022925.0
0.9199
2原料
19996.8
20
1.25

499920.0
0.0088
3水分
833.2
20
4.19

69768.8
0.0012
4焦炭吸附热
93.3

42475.00

3962917.5
0.0701
收方合计
83320.0

56555531.3
1.0000
水蒸汽形成热
833.2
500
1.99

2901619.0
0.0513
油汽
4665.9
500
1.25

2916200.0
0.0516
油焦
1166.5
500
1.08

629899.2
0.0111
原料干馏
14164.4
500
1.25

8852750.0
0.1565
热渣
62490.0
500
1.08

33744600.0
0.5967
裂解耗热

148670.0
0.0026
热散失

7361793.1
0.1302
支方合计
83320.0

56555531.3
1.0000

提升管物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣
76654.4
500
1.08
700.000
41393376.0
0.8199
2干空气
12970.0
400
1.07
0.524
5540784.0
0.1097
3焦炭显热
1073.2
500
1.08
700.000
579517.2
0.0115
3焦炭燃烧
70.0
500
42475.00

2973250.0
0.0589
收方合计
90697.6

50486927.2
1.0000
1渣
76654.4
500
1.08

41393376.0
0.8199
2干空气
12783.3
500
1.07

6826300.0
0.1352
未燃焦炭显热
1003.2
500
1.08

541717.2
0.0107
热烟气
256.7
500
1.17

150150.0
0.0030
热散失

1575384.0
0.0312
支方合计
90697.6

50486927.2
1.0000

提升管后集渣器物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣
74654.0
500.000
1.06
700.000
39566620.0
0.8202
2干空气
12783.3
500.000
1.08
0.524
6903000.0
0.1431
热烟气1
256.7
500.000
1.17

150150.0
0.0031
3焦炭显热
1003.2
500.000
1.25
700.000
626987.5
0.0130
3焦炭燃烧
23.3
500.000
42475.00

990924.8
0.0205
收方合计
88697.2

48237682.3
1.0000
渣1(捕集)
67188.6
500.000
1.06

35609958.0
0.7382
渣2(随气)
7465.4
500.000
1.06

3956662.0
0.0820
2干空气
12721.1
500.000
1.08

6869405.4
0.1424
未燃焦炭显热
979.9
500.000
1.25

612406.5
0.0127
热烟气1
256.7
500.000
1.17

150150.0
0.0031
热烟气2
85.5
500.000
1.17

50042.0
0.0010
热散失

989058.4
0.0205
支方合计
88697.2

48237682.3
1.0000

1166.5
13.96825
16293.69
3323.689

斜槽物料平衡和热平衡

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k
/㎏
/℃。
㎏/m3
1渣1
67188.6
500
1.06

35609958.0
0.3944
渣2(随气)
7465.4
500
1.06

3956662.0
0.0438
2干空气
12721.1
500
1.08

6869405.4
0.0761
热烟气
342.2
500
1.17

200192.0
0.0022
完全燃烧新增干空气
3323.7
400
1.07

1422538.8
0.0158
3焦炭显热
979.9
500
1.25

612406.5
0.0068
4焦炭燃热
979.9
500
42475.00

41619145.7
0.4609
收方合计
92020.9

90290308.5
1.0000
斜槽卸出渣
71180.6
780
1.13

62738604.0
0.6949
气体带出渣
3473.4
780
1.13

3061431.6
0.0339
排出烟气
17366.9
780
1.29

17474543.5
0.1935
热散失

7015729.4
0.0777
支方合计
92020.9

90290308.5
1.0000

热交换器物料平衡和热量平衡计算

W
T
c /Kj*(kg·K)-1
ρ
q
k

/㎏
/℃。
㎏/m3

分流渣
8690.6
780
1.1300

7659918.0
0.5944
11851.4
分离2卸出渣
3126.0
770
1.1300

2719964.3
0.2111

分离3卸出渣
34.7
760
1.1300

29829.3
0.0023

风机出风
17923.1
20
1.0800

387138.0
0.0300

水
4800.0
104
4.1868

2090050.6
0.1622

收方合计
34574.5

12886900.2
1.0000

出渣
11851.4
90
1.0000

1066625.7
0.0828

进气力输送及斜槽用气
16293.7
400
1.0450

6810762.0
0.5285

进余热锅炉烟气
1629.4
400
1.0450

681076.2
0.0529

进余热锅炉水
4800.0
200
4.1868

4019328.0
0.3119

热散失

309108.3
0.0240

支方合计
34574.5

12886900.2
1.0000