mo hinh hoa qua trinh lo cao

1. TRƯỜNG MẦM NON BÁCH KHOA HÀ NỘI
TỔNG QUAN MÔ HÌNH HÓA LÒ CAO
MÔ HÌNH TĨNH MỘT CHIỀU
Nhóm: Mẫu Giáo
Bé Hồ Hữu Hiền – 20124964
Bé Hoàng Văn Ngọc – 20123978
Bé Trịnh Đình Tài – 2012xxxx
Bé Nguyễn Ngọc Lĩnh – 2012xxxx
Bé Đinh Văn Giáp - 2012xxxx
Bé Hoàng Công Chung - 2012xxxx
Giảng Viên: Tiến Sĩ Nguyễn Hoàng Việt

3. 3.1 tổng quan mô hình lò cao

4. Các hiện
tượng xảy ra
trong lò cao
Tỷ lệ
Cơ chế

6. Nỗ
lực
Nghiên
cứu
Hiểu biết tốt
hơn về quá
trình
phức tạp này

7. Sự hữu ích

8. Mô hình
toán học đề
xuất
(2) Ứng dụng của sơ đồ hoạt động
(1) phân tích nhiệt của lò dựa trên nhiệt động học
(3) mô hình Kinetic
(4) mô hình điều khiển
(5) Các mô hình cho các tình huống bên trong dựa
trên dữ liệu quan sát.
phân loại

9. Reichardt 'đề xuất rằng trong điều kiện nhiệt độ một
lò cao được chia thành năm khu vực :
• (I) 0-400℃: sấy sơ bộ liệu
• (II) 400-900℃: hoàn nguyên gián tiếp
• (III) 900-1200℃ : hoàn nguyên trực tiếp
• (IV) 1200-l400℃: kết hợp giữa hoàn nguyên sắt
và hoàn nguyên trực tiếp
• (V)> 1400℃ ; hình thành xỉ, giảm tạp chất(Si02,
MnO, P205, vv)
3.1.1. Trắc đồ Reichardt

10. Hình 3.1.1 Điều kiên của đường cong nhiệt cho 100 kg gang Thomas.

11. • Các hàm nhiệt của khí đã được tính toán dựa trên giả
định rằng luồng gió 600°C phản ứng với than cốc tại
1400°C trong vùng tuye gió do đó tạo ra một hỗn hợp
khí CO và N2.
• Điều này có nghĩa là 1 kg carbon phản ứng với không
khí làm ra 2 · 33 kg CO + 4-45 kg khí N2. Giả sử rằng
83,5 kg carbon (95,6 kg than cốc) đã được yêu cầu để
sản xuất 100 gang kg (66,4 kg C để đốt, 13,8 kg C hoàn
nguyên trực tiếp và 3,3 kg C cho kim loại nóng), sự sẵn
có sức nóng của khí có thể được tính như là một hàm
của nhiệt độ.
• . Một ví dụ về kết quả tính toán được thể hiện bởi các
đường URKN trong hình. 3.1.2 cùng với các yêu cầu
nhiệt của phối liệu vật liệu cho bởi đường ABCD.

12. Hình. 3.1.2. yêu cầu nhiệt và sự sẵn có.

13. • Các đường cho sẵn có nhiệt của khí (LHQ) và các
yêu cầu nhiệt của chiu tải trọng (ACD) không
phải cắt nhau cho hoạt động ổn định.
• Theo lý thuyết này, việc tiêu thụ than cốc ít nhất
có thể đạt được bằng cách giảm thiểu sự khác biệt
giữa các đường trong hình. 3.1.2. ở một khía cạnh
đây được gọi là hoạt động lý tưởng của các lò
cao.
• Bằng cách giảm số lượng tiêu thụ than cốc,
đườnng cho sẵn nhiệt của chuyển động khí với
đường cong yêu cầu nhiệt.

14. • Nếu trường hợp (4b) trong hình. 3.1.1 được giả định
được thực hiện bởi liệu rắn, đường hàm nhiệt cho các
địa chỉ liên lạc khí đầu tiên dòng yêu cầu nhiệt tại điểm
B.
• Thực tế này có nghĩa là tỷ lệ carbon thấp nhất được xác
định bởi các yêu cầu nhiệt cho phạm vi nhiệt độ trên
900°C. Nó được đánh giá là 52 · 0 kg / 100 kg kim loại
nóng chảy trong trường hợp của hình. 3.1.1.1
• Nếu khả năng chịu tải mất các quá trình khác được hiển
thị bằng (4a) trong hình. 3.1.1, điểm C cho tiêu thụ
cacbon tối thiểu. Nó được đánh giá là 52 · 0 kg / 100 kg
kim loại nóng chảy trong trường hợp của hình. 3.1.1.
Nếu khả năng chịu tải mất đi các quá trình khác được
hiển thị bằng (4a) trong hình. 3.1.1, điểm C cho tiêu thụ
cacbon tối thiểu.

15. • Như đã giải thích ở trên, Reichardt chỉ ra rằng :
• lượng nhiệt cần thiết cho các phối liệu vật liệu
phải được cung cấp bởi các khí có nhiệt độ cao
hơn so với các phối liệu vật liệu có thể chịu và
tỷ lệ nhiên liệu được xác định bởi yêu cầu về
nhiệt trong khoảng nhiệt độ cao hơn của tải
trọng .

16. • Một số sửa đổi được đề xuất bởi Ridgion :
 cho tính toán chính xác hơn về các yêu cầu đường cong
nhiệt trên một máy tính.
Nhiều phản ứng xảy ra trong lò cao được đưa vào tài khoản
trong phạm vi nhiệt độ quy định cho mỗi phản ứng và tổng
kết của sự đóng góp của tất cả các phản ứng cùng với thành
phần nhiệt của các pha rắn và nhiệt mất đã đưa ra một yêu
cầu nhiệt của phối liệu.
. Các yêu cầu đường cong nhiệt cho pha rắn đã được tính
toán ở 50 ° C bước từ O°C đến 1500 ° C. Một kết quả tính
toán điển hình thu được bằng Ridgion được minh họa trong
hình. 3.1.3. Trong tính toán của ông của đường cong này,
những thay đổi trong số lượng, nhiệt độ và hàm lượng nhiệt
của dòng khí gây ra bởi các phản ứng hóa học được xem xét
trong từng bước 50℃ củanhiệt độ thể rắn.

17. Hình 3.1.3. Đồ thị biểu diễn của sự cân bằng nhiệt theo từng bước.

18. • Một nỗ lực đã được thực hiện để xác định sự phân bố theo chiều dọc
của nhiệt độ rắn từ đường yêu cầu nhiệt và nhiệt sẵn có so với nhiệt
độ. Từ hình. 3.1.3, một phương trình gần đúng cho truyền nhiệt được
viết bởi Ridgion2 cho bước chia 50°C 2 đường đẳng nhiệt :
• Az là diện tích mặt cắt ngang, diện tích bề mặt hiệu quả cho mỗi đơn
vị thể tích,
• Hgs là hệ số truyền nhiệt,
• ∆HT là lượng nhiệt chuyển từ khí đến rắn cho một bước gia tăng,
• ∆ Z là khoảng cách theo chiều dọc giữa hai đương đẳng nhiệt TS1 và
TS2, và Tg và Ts là nhiệt độ trung bình,
(với Tg = (tgl + tg2) / 2, Ts = (Ts1 + Ts2) / 2)
 
T gs z g s
H h A a(T T ) z

19. • Do đó :
1500 1500
1500
1500
0
0
[ / ( )]
1
( )( )
s s
T T T gs z g s
f
T
gs z g s
z H h A a T T
Z
H
z
h A a T T
  
 
 

Mặc dù hgs, Az và a không độc lập với các điều kiện hoạt động và
hình dạng của lò, một phương trình đơn giản có thể được viết như
là một xấp xỉ đầu tiên:
1500
/ ( )]
s
T T g s
f
H T T
Z
F
 

1500
0 / ( )]
T g s
F H T T
  
Trong đó :

20. • Hình 3.1.4 cho thấy một kết quả tính toán về sự phân bố theo
chiều dọc của nhiệt độ rắn từ eqn (3.1.3).
Hình 3.1.4. thông số nhiệt độ tính toán của các hạt rắn

21. Một mô hình chính xác đã được đề xuất bởi Wartmanntheo
nguyên tắc Reichardt. Trong mô hình, lò cao được chia thành
bốn khu vực:
• sấy sơ bộ
• hoàn nguyên gián tiếp
• hoàn nguyên trực tiếp
• lõi.
Nhiệt và vật liệu cân đối trong từng khu vực được kết hợp với
một sự cân bằng vật liệu tổng thể chụp xung quanh toàn bộ lò.
Do đó lượng nhiệt chuyển từ một vùng khác, tỷ lệ sản lượng
gang, tốc độ xả xỉ và tiêu thụ than cốc đã được xác định bằng
số từ mô hình.

22. • Các mô hình nêu trên đã cho thấy khá hiệu
quả, thậm chí lên đến thời điểm hiện tại.
• Tuy nhiên :
những bất ổn đã được tìm thấy trong việc xác
định ranh giới nhiệt độ và cho các dự đoán về
hành vi hoàn nguyên giữ một vai trò quan trọng
đối với việc xác định các yêu cầu nhiệt ở vùng
nhiệt độ cao hơn.

23. 3.1.2. Sơ đồ hoạt động
Các lý thuyết về sự trao đổi nhiệt giữa khí và rắn trong lò cao được
đề xuất bởi Kitaev.
• Theo lý thuyết, công suất nhiệt của dòng khí, được định nghĩa là
các sản phẩm của khối lượng vận tốc và công suất nhiệt, gần
như không đổi trong suốt các lò cao, trong khi đó những thay
đổi chất rắn cùng với vị trí theo chiều dọc.
• Trong phần trên của lò, công suất nhiệt của liệu ít hơn so với
khí Điều này làm cho nhiệt độ của khí và rắn tăng mạnh theo
chiều dọc xuống dưới, với sự giảm chênh lệch giữa chúng.
• Tại khu vực thấp hơn, công suất nhiệt của liệu dường như là cao
hơn so với khí, vì các phản ứng thu nhiệt như phản ứng giải
pháp mất mát, hoàn nguyên trực tiếp của oxit sắt và giảm tạp
chất. Trong khu vực này, cả nhiệt độ của khí và chất rắn lại tăng
theo chiều dọc xuống dưới, với sự gia tăng chênh lệch giữa
chúng.

24. Có một khu vực giữa phần trên và vùng thấp hơn đề cập
ở trên, nơi nhiệt độ không thay đổi trong khoảng 1000 °
C và tỷ lệ công suất nhiệt của khí và chất rắn gần như
bằng sự đồng nhất.
Khu vực này được gọi là khu dự trữ nhiệt, trong đó trao
đổi nhiệt hầu như không xảy ra. Từ một khía cạnh khác
nó cũng được gọi là điểm thắt nhiệt.
Kết quả là, các hình dạng cơ bản của phân phối theo
chiều dọc của nhiệt độ trong lò có thể được thể hiện bởi
các lý thuyết trao đổi nhiệt đơn giản bằng cách sử dụng
các hàm nhiệt rõ ràng bao gồm nhiệt ẩn của sự chuyển
đổi giai đoạn và nhiệt của phản ứng hóa học. Các thông
số nhiệt độ thu được từ lý thuyết này được minh họa
bằng hình. 3.1.5.

25. Hình 3.1.5. thông số nhiệt độ điển hình trong lò cao.

26. • Trong khu vực này, sự trao đổi oxy giữa khí và liệu,
tức là hoàn nguyên oxit sắt, không hoạt động do sự
cân bằng của việc giảm:
• FeO + CO = Fe + CO2 (3.1.4)
• do đó khu vực này có những đặc điểm của một điểm
thắt hóa học. nhiệt và trao đổi oxy lý thuyết này đã
được chứng minh bằng kết quả của phép đo nội bộ
của một số lò cao được thực hiện ở Liên Xô và các
nước châu Âu. Trên cơ sở của hiện tượng lò sơ cấp
như vậy, một mô hình lý hóa cho các chức năng của
lò đã được đề xuất bởi Staib et 'al như hình. 3.1.6.

27. Hình 3.1.6. cường độ hoàn nguyên và nhiệt độ liệu ước tính từ
nhiệt độ quan sát khí.

28. • Để phân tích hoạt động của lò cao Rist đã phát triển một
sơ đồ hoạt động trên cơ sở những số liệu nổi bật liên quan
đến trao đổi nhiệt và oxi mô tả ở trên.
• Để hiểu quy tắc của đường hoạt động, sử dụng các giả
định sau đây:
(1)Sự hoàn nguyên oxit sắt tiến hành thống nhất qua môt
trục xuyên tâm
(2)Đường kính liệu là nhỏ so với đường kính lò
(3)Tỉ trọng khối của gang là không thay đổi khi sự hoàn
nguyên tiến hành
(4)Dòng khí xuyên tâm không tồn tại
(5)Các điều kiện đẳng nhiệt được lấy cho vùng này cân bằng
năng lượng và oxi
(6)Không có các phản ứng như lắng đọng C, sự thấm cacbon
của sắt, phân hủy cacbonat và hydrat

29. • Sau các giả định trên, sự trao đổi oxi giữa khí và sắt oxit trong
lò có thể biểu thị như sau cho một vi phân của chiều cao:
nFedY = ngdX (3.1.5)
• trong đó: nfe là vận tốc phân tử sắt (mol /m2.s),
ng là vận tốc phân tử của khí (mol /m2.S)
X, Y tương ứng với sự oxi hóa oxit sắt và hoàn
nguyên khí.

30. • Đường hoạt động cho một lò đứng có thể dễ dàng thu được từ
dạng tích phân của phương trình (3.1.5).
• Tuy nhiên, lò cao có hai vùng hoạt động trên cả hai mặt của
vùng lưu nhiệt và hóa học.
• Đường hoạt động cho một lò phản ứng phức tạp như vậy là
không đơn giản như là cho một quá trình chức năng duy nhất.

31. • Theo Y:
• Chú ý rằng trong công thức
(3.1.7) có cùng ý nghĩa với tỉ
số ng/nFe trong công thức
(3.1.5).
Sự trao đổi oxi có các quan hệ
như bên dưới, theo X:
1
b f d
X X X
  
b f d
Y Y Y 
  
Hình 3.1.7 Sơ đồ hoạt động

32. • Đây là đường hoạt động cho một lò cao như thể hiện bởi
ABCDE trong hình 3.1.7. Các phần AB của đường hoạt động
thể hiện lượng ôxy mất đi bởi hoàn nguyên khí. Nó nằm trong
khoảng 1 < X <2. Do đó, Xi và Yi đại diện cho số của các
nguyên tử oxy ra khỏi oxit sắt bằng hoàn nguyên khí trên mỗi
mol CO và mỗi mol Fe tương ứng.

33. • Khi một thành phần khí đỉnh lò Xe thu được cho một quá trình
oxy hóa ban đầu của oxit sắt Ye, trạng thái cân bằng để hoàn
nguyên Vu-tít có thể là một điều kiện hạn chế. Vì vậy đường hoạt
động có thể được xoay quanh điểm W trong đó có các thành phần
khí cân bằng để hoàn nguyên Vu-tít. Cũng rõ ràng rằng các
đường hoạt động không thể chạy đến bên phải của điểm W. Hiệu
suất đứng , nó cho thấy việc sử dụng hiệu quả của khí trong lò
hoàn nguyên, được định nghĩa như sau:
   
– / –
e d e d max
Y Y Y Y
 

34. • (Ye – Yd)max mang giá trị tối ưu trong hoạt động, tại đó đường
hoạt động đi qua điểm W. Trong hoạt động thực tế, mang một giá
trị nhỏ hơn bởi vì đường hoạt động qua vùng bên tay trái của
điểm W. Để giải thích hành vi nhiệt của lò , một phương trinh cân
bằng nhiệt cho vùng hoàn nguyên ở dưới có thể được viết ra như
mô tả bên dưới, tại đó nhiệt độ của vùng dự trữ nhiệt TR (oC)
được lấy ở nhiệt độ tham chiếu trong cân bằng nhiệt:
• Với
 
v c v d g
Y q q Y q Q
  
–
f f r z z
Q f l P Y q rq Y q
    

35. • Yv là số các nguyên tử oxi trong phản ứng trên số nguyên tử
sắt, qv là lượng nhiệt của phản ứng ở nhiệt độ tham chiếu TR, qc là
nhiệt của phản ứng C + 1/2O2 = CO trên số nguyên tử oxi ở TR,
qg là nhiệt tiêu thụ bởi phản ứng C + CO2 = 2CO trên số nguyên
tử oxi ở TR, f,l là lượng nhiệt của kim loại lỏng và xỉ, P là nhiệt
tổn thất trong vùng nhiệt độ ở trên TR, qf là nhiệt của hoàn
nguyên trực tiếp oxit ngoại trừ oxit sắt trên số nguyên tử oxi, r là
số nguyên tử cacbon hòa tan vào gang lỏng trên số nguyên tử
cacbon, Yzqz là nhiệt của hoàn nguyên gián tiếp oxit sắt trong
vùng dưới lấy Tr như nhiệt độ tham chiếu.

36. • Đường hoạt động trong hình 3.1.7 có thể biểu thị bằng phương
trinh bên dưới, phù hợp với cân bằng nguyên liệu:
• Trong đó Ys có thể bỏ qua bởi vì nó chỉ số nguyên tử oxi thay
thế bởi S trong xỉ.
• Khử Yd bằng cách kết hợp phương trình (3.1.9) và (3.1.11),
phương trinh sau đây có thể suy ra:
   
–
v f s d v f s
Y Y Y Y Y X Y Y Y
     
    
– – 1 /
1
v f s g
qc
Y Y X Y Y X Q
qv qg
X
qg
q
  
 
 
 

   
 

37. • Phương trinh này cho thấy một tập hợp các đường với Yv là
biến số. Điểm cố định P được xác định là giao nhau của hai
phương trinh sau đây, thu được bởi xem xét phương trình (3.1.12)
như là một phương trình đồng nhất:
 
/
g c v g
X q q q q
  
    
1 – /
f s g
Y X Y Y X Q q
  

38. • Các đường cho bởi hai phương trình trên được vẽ trong hình
3.1.7 như đường và . qc và qg là hằng số nhiệt động, vì vậy
đường có một thông số biến đổi, qv, nó tính đến nhiệt độ phản
ứng, trong khi phương trình (3.1.14) chứa (Yf + Ys) được xác
định bởi thành phần gang lỏng và Q, sản lượng nhiệt trong vùng
dưới, trừ nhiệt của phản ứng đi kèm với hoàn nguyên trực tiếp.
Do đó phương trình này có thể đánh giá những tác động của
thành phần và nhiệt độ của gang lỏng, khối lượng và nhiệt độ của
xỉ, và tổn thất nhiệt trong vùng dưới đến kết quả hoạt động. Thêm
vào đó khoảng cách UE thu được đồ thị như sau:
  /
v c v g
UE Y q q q
 

39. • Điều này có nghĩa rằng điểm P tạo một sự cân bằng
nhiệt giữa đầu vào (VE X qg) và đầu ra (BV X qg). Theo
tổng kết trên, đường hoạt động của lò cao, có thể thỏa
mãn đồng thời cả cân bằng nhiệt và nguyên liệu thu
được dưới dạng một đường nối các điểm W và P. Điểm
W được xác định bởi sự cân bằng hoàn nguyên ở phần
trục và các điểm P được xác định bởi sự cân bằng nhiệt
trong vùng dưới.
• Lý thuyết này được áp dụng để phân tích về tiết kiệm
nhiên liệu bằng cách phun khí hoàn nguyên vào phần
dưới của một lò cao với giả định hiệu suất đứng cố định.
Hơn nữa, so sánh thuận lợi đã được thực hiện giữa các
kết quả thu được từ lý thuyết và những quan sát thực tế
lò cao.

40. 3.1.3 Mô hình động học
Mô hình báo cáo bởi Flierman chia một lò cao ra làm 5 vùng, chúng là thân, vùng
nung, vùng chứa liệu nóng chảy, vùng cháy và nồi lò. Các tốc độ phản ứng hoàn
nguyên quặng sắt bằng CO và H2, phản ứng tiêu hao dung dịch và sự phân hủy
của đá vôi đã được đưa vào tính toán trong mô hình. Các biểu hiện của những tốc
độ phản ứng khá đơn giản và không đủ để phù hợp với sự biến động của điều kiện
gặp phải trong một lò cao. Tuy nhiên, cần lưu ý các hằng số tốc độ được đo trong
phòng thí nghiệm cho các nguyên liệu nặng nạp cho lò cao. Sự phân bố theo chiều
dọc của nhiệt độ khí và các hạt rắn và phần mol của CO và CO2 được ước tính
trong điều kiện của mô hình nhưng tiếc là sự kết hợp của các phương trình cân
bằng nhiệt với tốc độ phản ứng đã không được hoàn.

41. 3.1.3 Mô hình động học
Koump đã trình bày một mô hình vật lý lý tưởng hóa quá trình lò cao như trong
hình 3.1.8, xem xét một quá trình lò cao như là một loạt các phản ứng hóa học
trong trạng thái ổn định liên quan đến các pha khí, pha rắn và pha lỏng. Mô hình
này bao gồm ba lò phản ứng và một ắc quy. Các lò phản ứng tương ứng xấp xỉ với
vùng của một lò cao được minh họa trong hình. 3.1.9. Lò phản ứng (1) bao gồm
vùng thân của lò cao, nơi trao đổi nhiệt giữa khí và rắn xảy ra cùng nhau với các
phản ứng hóa học của hoàn nguyên gián tiếp của oxit sắt và phản ứng tiêu hao
dung dịch. Lò phản ứng (2) bao gồm vùng gắn kết và vùng cố định, trong đó sự
chuyển đổi pha từ rắn sang lỏng xảy ra, và các giọt sắt nóng chảy và xỉ được tao ra
với một số phản ứng hóa học. Các đặc điểm chính của khu vực là sự cùng tồn tại
của chất khí, lỏng và rắn trong một lò phản ứng. Lò phản ứng (3) tương ứng với
vùng hông lò và lò phản ứng (4) tương ứng với khu vực nồi lò nó như là một nơi
để chứa gang và xỉ lỏng.

42. 3.1.3 Mô hình động học
Hình 3.1.8 Mô hình phản ứng lý tưởng của lò cao

43. 3.1.3 Mô hình động học
Để cung cấp cho một công thức bao hàm của hệ thống nhiều lò phản ứng, cần thiết
để kết hợp các mô hình toán học cụ thể của mỗi lò phản ứng. Koump đề xuất một
công thức toán học cho thiết bị phản ứng (1), vùng thân của lò cao, bằng cách xem
xét các hiện tượng hóa học và vật lý lớn đang diễn ra trong vùng này. Để cụ thể
hơn, mô hình được suy ra từ hệ thống đáy chuyển động không đồng nhất trạng thái
ổn định một chiều, trong đó trao đổi nhiệt và các phản ứng hóa học xảy ra giữa
dòng khí ngược dòng và dòng chảy rắn của hai thành phần. Tốc độ phản ứng hoàn
nguyên gián tiếp của oxit sắt và phản ứng tiêu hao dung dịch đã được đưa vào tính
toán. Một hệ sáu phương trình vi phân miêu tả sự phân bố theo chiều dọc của CO
và CO2, tỷ lệ lưu lượng quặng và carbon, và nhiệt độ của các pha khí và rắn.

44. 3.1.3 Mô hình động học
Hình 3.1.9 Tương ứng các phần của lò cao với các thiết bị
trong mô hình phản ứng ở hình 3.1.8

45. 3.1.3 Mô hình động học
Sáu phương trình vi phân đã được giải cùng một lúc bằng cách áp dụng phương pháp
Runge-Kutta-Gill cho các điều kiện biên cố định ở trên cùng của lò. Một kết quả tính toán
thu được bởi Koump được thể hiện trong hình 3.1.10, nó miêu tả phân bố theo chiều dọc
nhiệt độ của khí và chất rắn và cho tốc độ phản ứng hoàn nguyên gián tiếp và hòa tan. Kết
quả này cho thấy, sự tiến bộ điển hình của trao đổi nhiệt và hoàn nguyên oxit sắt quan sát
được trong lò cao, mô hình đề xuất về cơ bản đã được chứng minh để mô phỏng quá trình
lò cao. Kết quả tính toán khác được hiển thị trong hình 3.1.11, mô tả cho việc chuyển đổi
từ trường hợp (A) tới trường hợp (C) được thực hiện bằng cách giảm tỷ lệ lưu lượng nitơ
ở phía trên cùng của lò như điều kiện biên. Sự chuyển đổi này được đặc trưng bằng cách
giảm tốc độ hoàn nguyên và tăng khí hóa than cốc. Ba loại hành vi cho thấy hoàn nguyên
ngược dòng trong một đáy chuyển (A), khu vực thân của một lò cao (B) và một máy khí
đốt đáy chuyển (C). Nó đã được tìm thấy từ những tính toán cho thấy hoạt động lò cao có
thể dễ dàng bị ảnh hưởng xấu bởi các nhiễu loạn nhỏ trong điều kiện vận hành.

46. 3.1.3 Mô hình động học
Các mô hình nêu trên đã được nhấn mạnh là mô hình
đầu tiên trong đó quá trình lò cao đã được đưa vào các
công thức toán học bởi một hệ phương trình vi phân.
Hệ này cung cấp cái nhìn sâu vào các đặc điểm thiết
yếu của hoạt động lò cao bởi vì nó có thể mô phỏng
phần lớn hành vi trao đổi nhiệt và oxy như sự thêm vào
của một số tỷ lệ quá trình. Thật không may, mô hình
này đã được phát triển chỉ cho vùng thân và do đó nó
không thể đánh giá toàn bộ hoạt động của lò cao
Hình 3.1.10 Phân bố nhiệt độ và tỷ lệ của hoàn
nguyên gián tiếp và phản ứng tiêu hao dung dịch

47. 3.1.3 Mô hình động học
Hình 3.1.11 Ba kiểu hành vi khác nhau của thiết bị phản ứng

48. 3.1.3 Mô hình động học
Độc lập với trên, mô hình toán học một chiều hoàn chỉnh được phát triển
bởi Muchi trong đó bao gồm nhiệt tổng thể và phương trình cân bằng vật
chất cho chất rắn nhiệt độ ở vùng cháy và nhiệt độ ngọn lửa lý thuyết cùng
với chín bậc phương trình vi phân thường và hai phương trình đại số để tính
toán sự phân bố nội các biến quá trình. Mô hình này là hấp dẫn vì nó có thể
ước tính kết quả hoạt động như năng suất và tỷ lệ nhiên liệu và còn cả sự
phân bố theo chiều dọc của mỗi biến quá trình đưa vào tính toán. Mô tả chi
tiết của mô hình này sẽ được đưa ra trong phần tiếp theo

49. 3.1.3 Mô hình động học
Các nỗ lực đầu tiên trong phân tích hai chiều của một lò cao đã được thực hiện bởi
Lahiri và Seshadri. Các phương trình cơ bản đã được bắt nguồn như sau

50. 3.1.3 Mô hình động học
Các kết quả tính toán thu được bởi Lahiri được hiển thị trong hình 3.1.12 cho bốn
trường hợp của điều kiện biên khác nhau ở đầu đáy. Trong trường hợp (1) và (2),
phân bố xuyên tâm của Tg được cố định, với đồng đều Pi và Ggi ở đầu đáy và các
giá trị khác nhau của GgN2. Trong trường hợp (3) và (4), sự phân bố xuyên tâm
của Tg là cố định và Pi và Ggi được giả định như ak ± bk sin (2πr/D0). Mặc dù đã
có một số sự đơn giản hóa trong mô hình, cần lưu ý rằng mô hình mô tả cho một
phương pháp để ước lượng trạng thái nội bộ hai chiều của một lò cao từ các dữ
liệu đo ở đầu một lò cao đang vận hành
Một cách tiếp cận đơn giản hóa đã được thực hiện bởi Chon và Tate để mô tả cho
xuyên tâm không đồng nhất của các biến quá trình bằng cách chia lò cao thành
ba lò phản ứng độc lập hình khuyên mà có tỷ lệ lưu lượng khí khác nhau dựa
theo tính thấm. Một trong những kết quả tính toán được thể hiện trong hình
3.1.13

51. 3.1.3 Mô hình động học
Hình 3.1.12 Phân bố qua tâm của nhiệt độ
khí [(A) và (B)] và hàm lượng CO2 của khí
[(C) và (D)] tính toán từ mô hình hai chiều
Hình 3.1.13 Sự phân bố nhiệt độ theo
chiều dọc của ba vùng trong lò cao
(O/C = 0.6, 0.99, 1.10, cho CIP)

52. Một phương pháp xuất sắc đã
được đề xuất để phân tích dòng
khí không đồng dạng bởi
Radestock và Jeschar. Ý tưởng
cơ bản là sử dụng các dạng véc
tơ của phương trình Ergun như
mô tả dưới đây:
)
1 2
(f + f
grad P Gg Gg
 
Hình 3.1.13 Sự phân bố nhiệt độ
theo chiều dọc của ba vùng trong
lò cao
(O/C = 0.6, 0.99, 1.10, cho CIP)
Đề xuất này rất thú vị bởi vì nó cho thấy khả năng cho
phân tích quá trình hai chiều của một lớp liệu trong đó
dòng khí phản ứng với các hạt liệu rắn. Một trong những
kết quả tính toán lưu lượng khí thu được ở trên bởi
Radestock và Jeschar được thể hiện trong hình 3.1.14.

53. Một đặc điểm quan trọng của lò cao là cấu trúc xen
kẽ giữa lớp than cốc và quặng sắt. Kuwabara và Muchi
trình bày một mô hình toán học tính toán theo kết cấu
từng lớp. Trong mô hình, dòng khí không đồng nhất
được phân tích xấp xỉ từ tính thấm của đáy trên cơ sở
Ergun của phương trình. Mô hình này sẽ được mô tả
đầy đủ trong mục 3.3.
Sau khi thừa nhận về sự tồn tại của vùng kết dính
bằng các mặt cắt tiết diện lò cao. Một số nghiên cứu đã
và đang được thực hiện để phát triển một mô hình toán
học tiên tiến có thể mô phỏng hai dạng, nhiệt độ và
hoàn nguyên từng phần của quặng sắt bằng cách sử

54. dụng phương trình Ergun dạng
vector cho cấu trúc lớp đáy
cùng với phương trinh cân
bằng nhiệt và vật chất.
Hình 3.1.14 Cấu trúc đáy hai chiều và
biến dạng tương ứng với dòng và áp lực
khí
Một mô hình hai chiều như đã
được đề xuất bởi Hatano và
Kurita. Mô hình này bao gồm
các phương trình chuyển động
liên quan đến momen, nhiệt và khối lượng với các phản
ứng hóa học không có xúc tác. Các mô hình xây dựng và
thông số kỹ thuật cho các giải pháp được đưa ra chi tiết
trong phần 3.4

55. Một nghiên cứu khác phát triển cùng một loại mô
hình đang được thực hiện bởi Kuwabara, trong đó một
số thông số kỹ thuật khác được áp dụng để phân tích
đồng thời của dòng khí, dòng chảy chất lỏng và truyền
nhiệt. Mô hình này sẽ được mô tả đầy đủ trong mục 3.3.
Phương pháp phần tử hữu hạn hiện đang được phát
triển để sử dụng trong phân tích hai chiều của một lò
cao. Tuy nhiên, tại hiện tại nó không phát triển đầy đủ,
mặc dù đã phân tích được dòng khí không đồng nhất và
truyền nhiệt trong lò cao. Một số kết quả đáng chú ý đã
thu được, sẽ được trình bày trong phần 3.5.

56. 3.1.4. Mô hình điều khiển
Những nghiên cứu để điều khiển tự động một lò cao đã
được thực hiện để điều chỉnh trạng thái nhiệt theo hàm
lượng silic trong gang, trừ đối với một số mô hình thống
kê và thực nghiệm. Trong số các mô hình, Tsuboi đã sử
dụng một cân bằng nhiệt tổng thể cho hoạt động ổn định.
Một lý thuyết Wu được phát triển bởi Staib, mô tả nhiệt
độ khả dụng cho sự nóng chảy của sắt và xỉ, cho sự hoàn
nguyên các nguyên tố hòa tan trong gang và cho việc bù
đắp sự mất nhiệt ở phần dưới của lò cao.
Mô hình này xây dựng theo các lý thuyết cơ bản của lò
cao lý tưởng trong đó có vùng trữ nhiệt và hóa học.

57. Sử dụng lý thuyết này, giá trị Wu có thể được tính bằng
cách trừ nhiệt tiêu thụ từ phản ứng hoàn nguyên trực tiếp
của oxit sắt từthời điểm đầu vào phần dưới của lò cao,
được lấy từ tốc độ dòng chảy quan sát và thành phần của
khí trên và vụ nổ nóng, tương ứng. Hình 3.1.15 cho một
ví dụ điển hình cho thấy tương ứng giữa các tham số Wu
và hàm lượng Si trong luyện kim.
Một mô hình hơi khác để điều khiển tự động của vùng
nhiệt đã được phát triển tại CRM trên cơ sở của lý
thuyết tương tự. Trong mô hình, cần nhiệt để hoàn
nguyên silicon và cho quá nhiệt nóng chảy của sắt và
xỉ, nó gọi là Ee, tính toán trên giả định rằng silicon

58. trong gang là ở trạng thái cân
bằng với xỉ, mặc dù việc sử dụng
các giả định này có thể có một số
hạn chế. Khái niệm này được
minh họa bằng sơ đồ trong hình
3.1.16. Một trong những so sánh
được đưa ra trong hình 3.1.17
giữa tính toán và các mối quan hệ
của Ee với % Si. Các kết quả thu
được bằng CRM cho thấy một
trong những khả năng kiểm soát
thuận lợi.
Hình 3.1.15 Chỉ số nhiệt Wu và% Si
tương ứng trong gang lỏng.

59. Trong Sakai của NSC, hệ
thống máy tính điều khiển lò
cao đã hoàn thiện dựa trên cơ
sở vùng nhiệt trong phần dưới
của lò mà còn độ thông thoáng
trong các lò cho ổn định và
cao hoạt động hiệu quả Hình 3.1.16. Khái niệm cơ bản để tính
nhiệt chỉ số Ee.
Hình 3.1.17. So sánh giữa các đường
cong lý thuyết và thực nghiệm cho
mối quan hệ của Ec và %Si.

60. Các mô hình nêu trên đã được xây dựng cho một quá
trình trạng thái ổn định. Điều này có nghĩa rằng sự kiểm
soát bởi các mô hình có hiệu quả chỉ cho hoạt động trơn
tru.
Fielden và Wood đề xuất một mô hình động tại BISRA để
có được kiểm soát khả thi hơn trong một loạt các điều
kiện hoạt động. Một mô hình toán học được xây dựng
bằng cách cân bằng nhiệt và vật liệu trong mô phỏng các
hoạt động thực tế. Trong mô hình, lò cao được chia thành
năm khu theo nhiệt độ, và các phản ứng hóa học xảy ra
trong các khu riêng biệt đã được quy định như thể hiện
trong hình 3.1.18.

61. Mặc dù mô hình toán học của
Fielden và Wood đề xuất
không sử dụng ở đây, hành
vithu được từ mô hình được
thể hiện trong hình 3.1.19, đại
diện các đường cong phản ứng
cho bước thay đổi nhiệt độ lò,
tỷ lệ quặng/than cốc và phun
nhiên liệu. Các tác giả lưu ý
rằng các phản ứng thuận lợi so
với các xu hướng quan sát
thấy trong lò thực tế. Ví dụ,
hàm lượng silic đường cong
phản ứng tương ứng sự thay
đổi của nhiệt độ lò.
Hình 3.1.18. Phản ứng hóa học xảy ra
trong lò cao.

62. Xu hướng cho rằng nhiệt độ kim loại và xấp xỉ với hằng
số thời gian của 4h. Hàm lượng silicon đối với bước
thay đổi trong tỷ lệ quặng/cốc lại một lần nữa với một
sự chậm trễ thời gian của 8h và hằng số thời gian 8h.
Tuy nhiên, một đường cong phản ứng bậc hai là tìm
thấy cho phản ứng của hàm lượng silic và nhiệt độ kim
loại với các bước thay đổi trong tỷ lệ nhiên liệu. Đối với
hành vi của khí, một phản ứng bậc cao đường cong thu
được cũng được hiển thị trong hình 3.1.19.
Hatano áp dụng các mô hình để các động kiểm soát
các hoạt động lò thực tạo sự ổn định nhiệt độ gang lỏng.

63. Hình 3.1.19 Đường cong phản ứng tính toán
các biến quá trình bước thay đổi nhiệt độ gió
nóng, quặng/tỷ lệ than cốc, và phun dầu.
Một mô hình năng động đã
được đề xuất bởi Hatano. mô
phỏng và dự báo các hành vi do
sự thay đổi điều kiện điều hành.
Mô hình này được mô tả chi tiết
trong Phần 3.7 Horio và Muchi
báo cáo một mô hình toán học
để phân tích các đặc tính của
một lò cao ở khu vực giữa các
nóng chảy và ống tuye, bằng
cách sử dụng các phương trình
bảo toàn nhiệt và khối lượng
cùng với trao đổi nhiệt và các
phản ứng hóa học.

64. 3.1.5. Mô hình để ước tính các tình huống trong lò
dựa trên dữ liệu quan sát
Mô hình lò cao được trang bị nhiều thiết bị đo cho
phát hiện tình trạng trong lò. Một số thí nghiệm đã được
thực hiện để mô phỏng và dự báo những thay đổi trong
các vùng nội lò bằng cách sử dụng các dữ liệu quan sát
được từ các phép đo liên tục. Một mô hình điển hình
loại này đã được báo cáo bởi Togino. Để ước lượng hình
dạng và vị trí của khu vực gắn kết. Mô hình này sẽ được
mô tả đầy đủ trong Phần 3.6.

65. 3.2. MÔ HÌNH TĨNH MỘT CHIỀU
Trong phần này, một phác thảo của các mô hình toán
học của một lò cao được phát triển bởi Muchi và đồng
nghiệp của ông được mô tả.
3.2.1. Các tỷ số phản ứng tổng thể
Nhiều phản ứng hóa học xảy ra trong lò cao, và ví dụ đó
là: hoàn nguyên gián tiếp của quặng sắt bằng CO, phản ứng
hòa tan, hoàn nguyên trực tiếp của FeO nóng chảy, sự phân
hủy của đá vôi, hoàn nguyên gián tiếp của quặng sắt bằng
H2, khí hóa nước, và hoàn nguyên silica trong xỉ nóng
chảy. Trong phần dưới đây, các nghiên cứu động học báo
cáo trong văn bản trước đó được tóm tắt để có được tỷ lệ
hiệu quả cho mô hình động học của một lò cao.

66. 3.2.1.1. Hoàn nguyên gián tiếp của quặng sắt bằng CO
Hoàn nguyên oxit sắt bằng CO được giả định để tiến
hành phản ứng hóa học với một bề mặt phản ứng phù hợp
với các phương trình sau đây:
2 3 2
1 2
3 3
Fe O CO Fe CO
  
Tỷ lệ phản ứng toàn bộ *
1
R trên tổng thể đáy trong lò
cao được định nghĩa:
*
1 /
CO B
R dn V dt
 
Sử dụng các giả định rằng ba bước là:
(i): Khuếch tán qua màng của hạt
(ii): khuếch tán vào bên trong hạt

67. (iii): phản ứng tại bề mặt phản ứng và những bước này
tạo nền vững chắc và liên tục.
Tỷ lệ khí khuếch tán màng:
2 1 '
1 ,
.273 ( ) / 22.4
o o o f CO CO o s
d N K P y y T
  
 
Tỷ lệ khuếch tán hạt nội:
2 1 '
1 , ,
.273 ( ) /[22.4T ( )]
o o o s CO o CO i i s o o i
d N D P y y r r r r
  
  
Tốc độ phản ứng hóa học:
2 1 2 ' *
1 1 ,
(1 1/ )( / ) .273 ( ) / 22.4
o o o i o CO i CO s
d N k K r r P y y T
  
  

68. Cho:
2 1 ' *
*
1 1/3 2/3 1
1 1 1 1
.273 ( ) / 22.4
1/ ( / 2)[(1 ) 1]/ D [(1 ) (1 1/ )]
o o o CO CO s
f o s s s
d N P y y T
R
k d f f k K
  
 


     
Ba điều kiện trong mẫu số của vế phải phương trình
đại diện cho điện trở của ba quá trình. Các hằng số tốc
độ trong phương trình (3.2.6) được xác định như sau.
Hệ số chuyển khối lượng n
K có thể được đánh giá từ
phương trình của Frossling:
1/2 1/3
2.0 0.55(Re ) ( )
p
Sh Sc
 
Với
2
1 / , 4
f o CO
Sh k d D b ac
  Re / ,
p o g g g
d V  
 /
g g CO
Sc D
 


69. Các độ nhớt g
 và mật độ g

được tính toán cho hỗn hợp
khí từ việc bổ sung các giá trị của các khí thành phần.
Độ nhớt cho khí tinh khiết thu được bằng cách sử dụng
phương trình Licht-Stechert, và CO
D được xác định từ
phương trình Wilke, 45 do phương trình (3.2.8) cho hệ thống
CO- 2
CO
Các hệ số khuếch tán cho hệ thống hai thành phần có
trong phương trình (3.2.8) có thể thu được bằng phương
trình của Andrussow
Các hệ số khuếch tán vào trong hạt thông qua vỏ kim
có thể được xác định khoảng như sau, sử dụng nhiệt độ
vững chắc cho việc tính toán:

70. Với
Giá trị của trong phương trình (3.2.7) có thể được
ước tính từ phương trình (3.2.8) cho nhiệt độ dưới
848°K trong khi đó phương trình sau đây là thuận lợi
hơn khi nhiệt độ trên 848°K:
Hằng số tốc độ phản ứng có thể được ước tính bằng
một loại phương trình Arrhenius đã được thu được
bằng cách vẽ các dữ liệu quan sát từ văn bản trước:

71. Năng lượng hoạt hóa trong phương trình này là xấp xỉ 6
- 9 kcall/mol (CO). Các hằng số cân bằng K, trong
phương trình (3.2.6), thu được nhiệt động lực từ các
phương trình mô tả dưới đây,
Đối với nhiệt độ dưới 848°K:
Đối với nhiệt độ trên 848°K:

72. Các đường cong hoàn nguyên lý thuyết thu được bằng
cách tích phân phương trình (3.2.6) so sánh được với các
dữ liệu quan sát, như thể hiện trong hình 3.2.1, và do đó
nó có thể là một kết luận rằng các công thức
ở trên thỏa mãn dự đoán hành vi nạp các nguyên liệu
chứa sắt.
Hình 3.2.1. So sánh các đường cong hoàn nguyên gián tiếp
giữa tính toán và quan sát.

73. Quặng sắt có chứa Fe2O3 được hoàn nguyên xuống sắt
kim loại thông qua sản phẩm trung gian Fe3O4 và FeO. Do
đó, mô hình một giao diện nêu trên chỉ là một sự ước
chừng cho cá biểu hiện tỷ lệ. Một mô hình hai giao diện
lõi không phản ứng là phát triển cho một mô tả tốt hơn về
tốc độ phản ứng và phương pháp này được sử dụng trong
các mô hình toán học của một lò cao bởi Chon và Tate,
Hatano và Kurita và Hatano và Yamaoka. Mô hình đầu
tiên được đề cập ở trên xuất hiện trong mục 3.1 và lần thứ
hai và lần thứ ba mô hình này sẽ được mô tả trong mục
3.4 và 3.7. Biểu thức tốc độ tổng thể dựa trên mô hình hai
giao diện lõi không phản ứng được cho dưới đây:

75. Quặng sắt có chứa Fe2O3 được hoàn nguyên xuống sắt kim loại thông
qua sản phẩm trung gian Fe3O4 và FeO .Do đó , mô hình một giao diện
nêu trên chỉ là một sự ước chừng cho cá biểu hiện tỷ lệ .
Một mô hình hai giao diện lõi không phản ứng là phát triển cho một
mô tả tốt hơn về tốc độ phản ứng và phương pháp này được sử dụng
trong các mô hình toán học của một lò cao bởi Chon và Tate , Hatano
và Kurita và Hatano và Yamaoka.
Mô hình đầu tiên được đề cập ở trên xuất hiện trong mục 3.1 và lần thứ
hai và lần thứ ba mô hình này sẽ được mô tả trong mục 3.4 và 3.7 .Tỷ lệ
tổng thể biểu thức dựa trên mô hình hai giao diện lõi không phản ứng
được cho dưới đây.

76.      
2 1 '
* * *
W w w , ,1 w , ,2
2
273
W 22.4
o o o
H CO o CO CO o CO
s
d N P
R R D F y y D F y y
T
 
 
      
 
(3.2.18)
     
2 1 '
* * *
W w w , ,1 w , ,2
2
273
W 22.4
o o o
H CO o CO CO o CO
s
d N P
R R D F y y D F y y
T
 
 
      
  (3.2.19)
Trong đó
  
1
2/3
W W
1 1/ K 1
H H H sHW
R k f

 
  
  (3.2.20)
  
1
2/3
W W W W
1 1/ K 1
F F s F
R k f

 
  
  (3.2.21)
     
1/3 1/3
W
/ 2 1 1
H o sM sHW s F
D d D f f
 
 
   
 
   (3.2.22)
   
1/3
W W
/ 2 1 1
o sF s F
D d D f

 
  
 
   (3.2.23)
1
1/ k f
F  (3.2.24)
    
2 w w w
W M H H H
R R D D F R D D F
       (3.2.25)

77. Spitzer et al.đề xuất mô hình ba giao diện lõi không phản ứng cho phân
tích chung của động học hoàn nguyên oxit sắt như trong hình 3.2.2.
Hara et al.sửa đổi các mô hình do đó dẫn đến một loạt các biểu thức tốc
độ có ích cho các ứng dụng để phân tích một sự chuyển động của lò
phản ứng tầng sôi cho việc hoàn nguyên H2 cục quặng sắt .Murayama
et al và Takahashi et al.

78. Hình 3.2.2.Phác thảo ba giao diện của mô hình lõi không phản ứng.

79. Hằng số tốc độ cho việc hoàn nguyên oxit sắt bằng CO áp dụng các
kỹ thuật hoàn nguyên từng giai đoạn và một phương pháp kỹ thuật
thông số.Các biểu hiện tỷ lệ được viết dưới đây.
       
      
2 1 '
* *
w W W , ,1
3
*
W W W W W , ,3
273
W 22.4
o o o
HM M M M M CO o CO
s
M M CO o CO
d N P
R R R R D F R D D F y y
T
R D D F D D F R D F y y
 
        
 
 
       
 
 
(3.2.26)
     
         
2 1 '
* *
W W W W W , ,2
3
* *
W W W W W , ,1 W , ,3
273
W 22.4
o o o
M H H M CO o CO
s
CO o CO H H CO o CO
d N P
R R D D R D F R D F y y
T
D R D F R D F y y R D D F y y
 
 
       
 
         
 
 
(3.2.27)
      
      
2 1 '
* *
W W W ,o ,3
3
* *
W , ,1 W , ,2
273
W 22.4
o o o
F H H M M M M CO CO
s
M CO o CO H H CO o CO
d N P
R R D R D D F R D D F y y
T
R D F y y R D D F y y
 
        
 
 
      
(3.2.28)

80. Trong đó :
  
1
2/3
1 1/ k 1
H HM HM sHM
R k f

 
  
  (3.2.29)
  
1
2/3
W W W
1 1/ k 1
M M M sM
R k f

 
  
  (3.2.30)
  
1
2/3
W W W W
1 1/ k 1
F F s F
R k f

 
  
  (3.2.31)
     
1/3 1/3
/ 2 1 1
H o sM sHM sMW
D d D f f
 
 
   
  (3.2.32)
     
1/3 1/3
W W W
/ 2 1 1
M o s sM s F
D d D f f
 
 
   
  (3.2.33)
   
1/3
W W
/ 2 1 1
o sF s F
D d D f

 
  
  (3.2.34)
1
1/ k f
F  (3.2.35)
      
   
3 W W W
W W w
W H H M M M M
M M M
R D R R D D F R D D F
R R D D F D D F
       
 
 
    
 
 
(3.2.36

81. Tóm lại mô hình ba giao diện nêu trên có thể được sử dụng cho việc
phân tích một lò cao để cung cấp một đánh giá tốt hơn không chỉ có
tỷ lệ hoàn nguyên mà còn nhiệt của phản ứng cho phạm vi rộng của
trạng thái tiếp xúc trong lò cao.
3.2.1.2.Sự tổn thất nhiệt phản ứng pha lỏng
Sự tổn thất nhiệt của phản ứng pha lỏng mô tả bởi phương trình
sau thu được ở phần dưới của lò cao.
C + CO2 = 2CO (3.2.37)

82. Tỷ lệ tổng thể phản ứng R2 trên mỗi đơn vị thể tích của tầng sôi
được định nghĩa là
*
2 2 / V
CO B
R dn dt
 
Giả sử rằng sự khuếch tán với lỗ xốp và phản ứng hóa học bề mặt
trong của cục cốc , có thể lấy được tốc độ phản ứng tổng thể do eqn,
từ mức đánh giá cho cả hai quá trình thể hiện bằng eqn (3.2.29) và
(3.2.40) tốc độ khuếch tán màng khí :
 
2 1 '
2 ,o
.273 / 22.4
c c c f CO CO s
d N k P y y T
 
  (3.2.39)

83. Tốc độ khuếch tán qua lỗ xốp với phản ứng hóa học :
1 '
2 ,
.273 / 22.4
f c c c CO o s
E m N k P y T

 (3.2.40)
trong đó phản ứng bậc một đầu tiên không thuận nghịch được giả
định :
   
2 1 '
,
*
2
2 2
273 / 22.4
1/ k 6 / d
c c c CO o s
f c c f
d N P y T
R
E k
 



 (3.2.41)

84. Giá trị số 𝑘𝑓2có thể thu được bằng cách thay thế Sh=𝑘𝑓2𝑑𝑐/𝐷𝐶𝑂2,
R𝑒𝑝= 𝑑𝑐𝑉
𝑔𝜌𝑔/𝜇𝑔 và 𝑆𝑐=𝜇𝑔/𝜌𝑔𝐷𝐶𝑂2 trong epn (3.2.7) .Nơi DCO2
được định nghĩa là hệ số khuếch tán của CO2 trong một hệ thống ba
chất khác nhau của CO-CO2 -N2 .
DCO2 có thể được tính toán bằng cách sử dụng cùng một phương
thức như eqn (3.2.8) mà kết quả trong các phương trình sau đây
6 1.78 '
2 2.236.10 / P
CO
D T

 (m2
/h) (3.2.42)

85. Tốc độ phản ứng 𝑘2không đổi có thể được xác định từ sau phương
trình đã được đề xuất bởi Heynert et al .
 
13
2 2.99 10 exp 80000/ RTs
k    ( m3
/ kg .h ) (3.2.43 )
Hệ số đo hiệu quả Er , trong đó xuất hiện trong eqn (3.2.41) có thể
tính toán cho phản ứng bậc một đầu tiên không thuận nghịch của eqn
(3.2.44) trong giới hạn của
Theiele modulus m theo quy định dưới đây .
  2
3 coth 1 / m
f
E m m
  (3.2.44)
  2 2
/ 2 / D
c c s
m d k

 (3.2.45)

86. trong đó Ds2 được ước tính từ : 2 2
Ds CO c c
D  
 (3.2.46 )
Một công thức cho tốc độ phản ứng được báo cáo bởi Miyasaka et al.
 
0 '
* 21 2
2 '
22 2 23 25 2
1
c c CO
f
c CO CO H O
m N k P y
R E
M P k y k y k y
 
 
  
  
  
  
( 3.2.47)
trong đó :
 
21 exp 27.201 35900/ Ts
k   (1/atm .h) (3.2.48)
 
22 exp 14.240 18350/ Ts
k   (1/atm) (3.2.49)
23 10.3
k  (1/atm) (3.2.50)
 
25 exp 29.588 36760/Ts
k   (1/atm) (3.2.51)
  
exp ln0.15 1073 / 300
f s
E T
 
 
  (3.2.52)

87. Phương trình tỷ lệ này mô phỏng sự thúc đẩy của phản ứng cho một
sự biến đổi mở rộng của điều kiện phản ứng và điều đáng nói là các
phương trình xem xét có tác dụng ức chế khí CO và tốc độ phản ứng .
Tuy nhiên , nó không dễ dàng để kết hợp vào phương trình khuếch
tán này , hình ảnh quá trình khuếch tán có thể đóng một vai trò quan
trọng trong khu vực nhiệt độ cao của lò cao.
Một số nghiên cứu được trình bày cho sự tổn thất nhiệt phản ứng pha
lỏng bởi Kobayashi và Omori để xác định hệ số khuếch tán thông qua
lỗ xốp cốc và tốc độ phản ứng hóa học .

88. 3.2.1.3.Hoàn nguyên trực tiếp nóng chảy wustite.
Các wustite hình thành bằng cách hoàn nguyên gián tiếp quặng sắt
tại trung tâm của vùng nóng chảy lò cao và wustite tan chảy rơi qua
các tầng đã nạp cục than cốc.
Các wustite có thể được hoàn nguyên bằng than cốc rắn hoặc cacbon
hòa tan trong kim loại nóng chảy , trong khi dòng xỉ nóng chảy theo
phản ứng được mô tả dưới đây.
FeO(l) + C (s) = Fe (l) + CO (g) (3.2.53)
FeO(l) + C = Fe (l) + CO (g) (3.2.54)

89. Chỉ eqn (3.2.53) được xem xét ở đây vì rất ít số liệu về động học của
phản ứng do eq( 3.2.54).
Shabrin et al và Philbrook et al báo cáo rằng các phản ứng bởi eqn
(3.2.53) là bậc hai đối với nồng độ của wustite trong xỉ .Dưới những
điều kiện , biểu thức tổng thể tốc độ phản ứng cho mỗi đơn vị thể tích
của tầng sôi là :
 
* 2
3 3
/ V / V
FeO B c B FeO
R dn dt k A C
   (3.2.55)

90. trong đó hằng số tốc độ phản ứng 𝑘3được biểu diễn bởi phương trình
(3.2.56) đã thu được bằng cách phân tích các dữ liệu thực nghiệm báo
cáo của Sharbin et al và Phil brook et al .
 
14
3 4.66 10 exp 53300/ s
k RT
   (3.2.56)
Nồng độ của wustite được biểu diễn bằng phương trình sau bằng cách
giả định rằng tất cả các oxit sắt tồn tại như wustite nóng chảy là thể
đồng nhất trong xỉ .
 
   
, 2 3
, 2 3 w
3 1
W / 71.85 3 1 /
ms Fe O s
FeO
s s ms Fe O s
F f
C
F f
 


 
 
 
(3.2.57)

91. Diện tích bề mặt có tác động cho việc giảm wustite nóng chảy trên
một đơn vị bề mặt của một cục than cốc được tính toán xấp xỉ từ sau
phương trình thu được bằng cách áp dụng các phương trình thực
nghiệm cho hấp thụ khí trong một tầng đã nạp.
   
'
w w
/
SL SL M
a a
F F F F F
 
   
Trong đó
     
0.67 0.50
'
0.34 W /
a c c
e Fr a d
 
2
W /
c L L
e d V
 

,
2
L c
Fr V gd


92. Mặc dù sức căng bề mặt , mật độ và vận tốc bề mặt của vật liệu nóng
chảy có thể thay đổi với thay đổi trong thành phần và nhiệt độ xỉ , hoàn
nguyên phân đoạn của wustite , tốc độ chạy của lò và diện tích mặt cắt
ngang ,tính toán gần đúng cho 0.078 là giá trị của 𝛽𝑎
′ .Diện tích bề mặt
cụ thể có sẵn cho phản ứng có thể mô tả tính toán như sau
 
/ V 0.078 6 1
c B c c
A d
 
 
 
  (3.2.58)
Một công thức về tỷ lệ hoàn nguyên trực tiếp wustite nóng chảy đã
được thực hiện bởi Miyasaka et al trên cơ sở kết quả thực nghiệm báo
cáo của Sugata et al .

93. Các kết quả này cho thấy tỷ lệ hoàn nguyên wustite nóng chảy là tỷ lệ
thuận với sự hoạt động của FeO trong xỉ và sang bề mặt phản ứng , với
phương trình tốc độ :
 
* '
3 3 / V
c B FeO
R k A a
 (3.2.59)
Các hoạt động của wustite nóng chảy được thể hiện bởi sự tập trung
của FeO thực tế sử dụng thích hợp .Với mục đích này , các kết quả thí
nghiệm thu được bởi Samarin et al tại 1600o
C được giả định áp dụng
ở bất kỳ nhiệt độ tùy ý .Các hoạt động FeO được thể hiện bằng eqn
(3.2.60) và hằng số tốc độ xem như eqn (3.2.61) từ kết quả thực
nghiệm:

94.  
0.55
FeO FeO
a N

 
'
3 exp 11.544 19980 / Ts
k   kmol (FeO)/ m2
h (3.2.61 ).
3.2.1.4.Phân hủy của đá vôi.
Tổng thể tốc độ phản ứng 𝑅4
∗
cho sự phân hủy đá vôi thể hiện bằng eqn
(3.2.62) được bắt nguồn bởi Muchi từ việc xem xét chuyển đổi khí
CO2 và các phản ứng hóa học như mô tả dưới đây :
CaCO3 = CaO + CO2 (3.2.62)

95.  
     
2 1 * '
2 2
*
4 3 1
1/3 2/3 '
4 1 4 1 4 4
.273 / 22.4
/ V
1/ k 1 1 / 2 1 / K
L L L CO CO s
CaCO B
f L s
d N P y P T
R dn dt
d f D f k RT
 

 

  
   
    
   
(3.2.63)
Các hệ số vận chuyển 𝑘𝑓4, 𝐷𝑠4 và 𝑘4trong eqn có thể được xác định
như sau .Giá trị 𝑘𝑓𝐿 được tính bằng cách thay thế Sh = 𝑘𝑓4𝑑𝐿/𝐷𝐶𝑂2,
Rep = 𝑑𝐿𝑉
𝑔𝜌𝑔 /𝜇𝑔, Sc = 𝜇𝑔/𝜌𝑔𝐷𝐶𝑂2trong eqn (3.2.7).Trong tính toán ,
DCO2 thu được từ eqn (3.2.42) cho nhiệt độ dưới 1173o
K. Tuy nhiên
với nhiệt độ trên 11730
K , DCO2 có thể ước tính bằng cách sử dụng
𝑇𝑔 + 𝑇𝑠 /2 thay vì 𝑇𝑔vì phản ứng thu nhiệt cao .Hệ số 𝐷𝑠4được định
nghĩa là :

96. 4 2
s CO vL L
D D  
 (3.2.64)
Trong đó
0.702 0.298
vL pL
 
 
 
0.41
L vL
 

Phương trình 𝜉𝐿 thu được trên cơ sở báo cáo của Curie’s và tốc độ
phản ứng 𝑘4thu được như sau :
 
6
4 5.47 10 exp 40000/ s
k RT
   (kmol (CO2 )/ m2
h ) (3.2.65 )

97. Trong mối quan hệ này , năng lượng kích hoạt được ước tính theo các
báo cáo của Slonin và Hutting et al , và các yếu tố tần số thu được từ
dữ lệu quan sát bởi Britton et al .Hằng số cân bằng không đổi 𝐾4tiếp
tục được biểu diễn như sau theo dữ liệu về áp lực phân hủy bởi Perry
et al.
4
logK 8202.5/T 7.0099
s
   (3.2.66)
Một biểu hiện của tốc độ phản ứng tổng thể cho việc phân hủy đá vôi
đã được trình bày bởi Miyasaka et al. bằng cách xem xét nhiệt chuyển
giao và các quá trình phản ứng hóa học như điều chỉnh tỷ lệ hỗn hợp
các bước :

98.  
     
 
 
2 1 *
*
4
1/3 2/3 4 2
4 1 1
4 2
1 / p
1 1
1 1 1
2 1 / p
s
L L L s
CO d
L
gs eL CO d
d N T T
R
K p
d
H f f
h k k p
 
 


   

 
     
   
  
   
 
(3.2.67)
rong đó 𝑇𝑠
∗
và 𝑝𝑑 biểu thị nhiệt độ bắt đầu phân hủy và áp lực phân hủy
.Các giá trị cần thiết để tính toán tốc độ phản ứng tổng thể đã được đưa
ra như sau :
𝑇𝑠
∗
= 1053o
K (𝑅4
∗
=0 vì 𝑇𝑠 ≤ 𝑇𝑠
∗
)
−𝛥𝐻4 = 45400 - 4.50 𝑇𝑠 (kcal /kmol (CO2))
 
3
exp 20.3 10 1/1170 1/T
d s
p  
  
  (atm)
3
4 2.25 10
k 
  (1/atm.h) , 0.680
e
k  4 4.0
k 

99. Phương trình (3.2.67) được giới thiệu bởi Miyasaka et al cho điều
kiện áp suất riêng phần thấp của khí CO2 như trong một lò cao , vì
phương trình tốc độ không chỉ chứa mà còn quá trình phản ứng hóa
học.
Một nghiên cứu toàn diện về động học của sự phân hủy của đá vôi đã
được thực hiện bởi Hills người đề xuất một tỷ lệ biểu thức chính xác
để mô phỏng đầy đủ các đường cong phân hủy quan sát ngay cả khi
các điều kiện phản ứng thay đổi mở rộng.Các hình thức phương trình
của Hill’s, tuy nhiên, khá phức tap.

100. 3.2.1.5.Hoàn nguyên gián tiếp quặng sắt bằng H2
Quặng sắt cũng được hoàn nguyên bởi H2 trong lò cao phù hợp hợp với
các phương trình :
(⅓) Fe2O3 + H2 = (⅔) Fe + H2O (3.2.68 )
Việc hoàn nguyên giả định tiến hành phản ứng háo học với một giao
diện với biểu diễn mức độ hoàn nguyên ,trong cùng một cách như 𝑅1
∗
.
 
       
2 1 ' *
2 2
*
5 1
1/3 2/3
5 5 5 5
273 / 22.4
1/ k / 2 1 1 / D 1 1 1/ K
c c c H H s
f o s s s
d N P y y T
R
d f f k
 




   
     
   

101. Các hệ số dịch chuyển 𝑘𝑓5, 𝐷𝑠5và 𝑘5bằng cách làm theo một phương
pháp tương tự như đối với hoàn nguyên gián tiếp quặng sắt bằng
CO.Trong trường hợp này, hệ số khuếch tán của H2 được sử dụng cho
các tính toán của 𝑘𝑓5và 𝐷𝑠5thay thế cho CO. Tốc độ phản ứng không
đổi 𝑘5 và hằng số cân bằng không đổi 𝐾5của phản ứng thu được như
hình dưới đây từ các dữ liệu quan sát bởi Mc Kewan và từ dữ liệu nhiệt
động học tương ứng .
Nếu𝑇𝑠 ≤ 8480
𝐾
 
5
5
102.78 exp 14900 /
exp(8.883 8475 / T )
s s
s
k T RT
K
 
 

102. Nếu 𝑇𝑠> 8480
K
 
5
5
82.50 exp 15300/
exp(1.0837 1737.2/ T )
s s
s
k T RT
K
 
 
Việc gián đoạn tại ranh giới giữa hai vùng nhiệt độ gây ra bởi sự bất ổn
của pha wustite ở khu vực nhiệt độ thấp hơn.Trong một số trường hợp ,
các ảnh hưởng của sự hấp thụ hơi nước dựa trên tỷ lệ hoàn nguyên đã
được báo cáo. Tuy nhiên trong khu vực trung tâm của lò cao , hoàn
nguyên không tiến hành một cách nhanh chóng do hàm lượng H2 thấp

103. Do đó ảnh hưởng của hấp thụ hơi nước được bỏ qua ở đây.Như đã mô
tả trước đó trong mối liên hệ với việc hoàn nguyên gián tiếp quặng sắt
bằng CO, phương trình tốc độ của phản ứng đã được đề xuất trên cơ sở
của ba giao diện chế độ lõi không phản ứng.
Đây là mô hình rất hữu ích cho hệ thống hoàn nguyên ngược dòng
chứa H2 như khu vực trung tâm của một lò cao.Các hằng số tốc độ
hoàn nguyên H2 được đo bởi Yanagiya et al và Hara et al cho hoàn
nguyên oxit sắt .Những mối liên hệ có thể được áp dụng thuận lợi cho
các mô hình toán học của một lò cao .

104. Cần nhấn mạnh rằng một số hệ số dịch chuyển đưa ra ở đây đã thu
được các hạt rắn cụ thể và do đó các hệ số có thể thay đổi với những
thay đổi trong tính chất vật lý và hóa học của hạt .Điều này đặc biệt
đúng đối với các thông số hằng số tốc độ phản ứng nhưng nó cũng
được cho là để áp dụng cho các tỷ lệ phương trình khác

105. 3.2.1.6 Phản ứng khí nước
Đối với các phản ứng khí nước (phản ứng 3.2.74), tốc độ phản ứng tổng thể có thể
được xác định bằng cách giả định rằng quá trình khuếch tán qua màng khí xung
quanh than cốc tham gia vào chuỗi các quá trình khuếch tán song song và phản
ứng hóa học. Phản ứng hóa học cũng được giả định chỉ xảy ra một chiều. Tốc độ
phản ứng tổng thể, R*
6 thu được trên một đơn vị khối lượng được mô tả trong
công thức:
C + H2O = CO + H2
Các hệ số vận chuyển trong phương trình này có thể thu được bằng cách sử dụng
phương pháp tương tự như đối với các phản ứng tiêu hao dung dịch. Tuy nhiên,
bắt buộc phải có hệ số khuếch tán để tính toán kf6 và E'f, đối với hơi nước trong hệ
CO-CO2-N2-H2O, và thay bằng CO2 trong hệ CO-CO2-N2 với phản ứng tiêu hao
dung dịch.

106. 3.2.1.6 Phản ứng khí nước
Miyasaka đã đề xuất một cách biểu diễn khác của tốc độ phản ứng R*
6 bởi nó
tương tự như phản ứng tiêu hao dung dịch:
Sự phụ thuộc của nhiệt độ và áp suất vào hệ số khuếch tán của H2O được thể hiện
như:
Hằng số tốc độ phản ứng k6 được suy ra từ phương trình của Kunugi trình bày
trong mô hình phản ứng bề mặt
Với:

107. 3.2.1.7 Phản ứng thay đổi khí nước
Các phản ứng thay đổi khí nước (phản ứng 3.2.80) có thể diễn ra trong lò cao bởi
vì dòng khí trong lò cao dịch chuyển lên trên bao gồm: CO, CO2, H2, H2O, và N2:
Mặc dù một vài loại ô-xit kim loại hoạt động như là một chất xúc tác cho các phản
ứng, tốc độ mạng phản ứng có thể xác định xấp xỉ theo công thức dưới đây trên cơ
sở thí nghiệm của Graven trong khoảng nhiệt độ từ 800oC – 1100oC:

108. 3.2.1.7 Phản ứng thay đổi khí nước
Mặt khác, Miyasaka cũng đề xuất sử dụng một biểu thức tốc độ tổng thể được
thiết lập bởi Moe:
Trong mối quan hệ này, hằng số tốc độ phản ứng k7 và hằng số cân bằng K7 được
tính toán từ phương trình

109. 3.2.1.8 Hoàn nguyên SiO2 trong xỉ
Hoàn nguyên SiO2 trong xỉ được giả định từ cân bằng
Những phản ứng này được tiến hành ở nhiệt độ cao, tốc độ phản ứng rất thấp. Tốc
độ phản ứng tổng thể có thể được biểu diễn bằng công thức (3.3.87), giả định rằng
các phản ứng trên là phản ứng một chiều với nồng độ của SiO2 trong xỉ:
Cách diễn tả sau đây được lấy cho hằng số tốc độ k8 theo phân tích các dữ liệu
thực nghiệm mà Yoshii đo được

110. 3.2.1.8 Hoàn nguyên SiO2 trong xỉ
Một số nghiên cứu gần đây đã được thực hiện trên cơ chế hoàn nguyên SiO2 trong
lò cao và chuyển giao Si, với kết quả là phần lớn việc hoàn nguyên SiO2 trong lò
cao đã được tìm thấy để tiến hành thông qua khí SiO. Điều này cho thấy một
phương trình tốc độ khác nhau dựa trên cơ sở một pha khí SiO cần được xây
dựng. Mô tả chi tiết về chủ đề này sẽ được trình bày trong chương sau.

111. 3.2.2 Cân bằng vật chất tổng thể
Tốc độ dòng khí, thành phần của khí đỉnh lò, tốc độ sản xuất gang lỏng và tỷ lệ
tháo xỉ được xác định bằng cân bằng vật chất tổng thể như sau.

112. 3.2.2 Cân bằng vật chất tổng thể

113. 3.2.2 Cân bằng vật chất tổng thể
Để giải quyết các phương trình, tốc độ ra liệu và thành phần của bụi (WD, FmD,c,
FmD,0, rFe) được đánh giá thông qua phân tích thống kê dữ liệu vận hành, và thành
phần gang lỏng (αSi, αMn) được mặc nhiên công nhận là hằng số điều kiện hoạt
động cố định. Với những giả định rằng Wp và Ws có thể tính được độc lập từ công
thức (3.2.89) và (3.2.90). F0, yCO,0, yCO2, yN2, yH2 sau đó có thể được xác định bởi
công thức (3.2.90) - (3.2.94) đồng thời cho các điều kiện vận hành nhất định (tính
tỷ lệ nguyên liệu và thành phần của chúng, thể tích lò cao, làm giàu oxy, phun dầu
và bổ sung hơi nước).

114. Một số kết quả tính toán và dữ liệu quan sát được liệt kê trong Bảng 3.2.1. Các
thỏa thuận rất tốt giữa tính toán và dữ liệu quan sát được cho thấy độ tin cậy cao
của sự cân bằng vật chất tổng thể trên
3.2.2 Cân bằng vật chất tổng thể

115. Một cân bằng nhiệt tổng thể cho toàn bộ lò cao cung cấp các phương trình sau
đây:
Những phản ứng này được tiến hành ở nhiệt độ cao, tốc độ phản ứng rất thấp. Tốc
độ phản ứng tổng thể có thể được biểu diễn bằng công thức (3.3.87), giả định rằng
các phản ứng trên là phản ứng một chiều với nồng độ của SiO2 trong xỉ:
3.2.3 Nhiệt độ của pha khí và pha rắn tại đỉnh lò

116. Từ công thức (3.2.97), giả định rằng tất cả quặng sắt nạp vào, nóng chảy và hoàn
nguyên thành sắt kim loại, CaCO3 phân hủy thành CaO, các ô-xít khác nóng chảy
và biến đổi thành các dạng tương tự, tổng nhiệt nóng chảy được tính bằng tổng
nhiệt nóng chảy của các cấu tử thành phần trong đó. Từ công thứ (3.2.98) giả định
rằng nhiệt hoàn nguyên trực tiếp bao gồm cả nhiệt hoàn nguyên gián tiếp và phản
ứng tiêu hao dung dịch. Tiêu hao dung dịch do sự bốc hơi của nước bao gồm tiêu
hao dung dịch bằng CO2 - một lượng nhỏ của phản ứng, nhiệt hoàn nguyên gián
tiếp bởi H2 được bỏ qua vì số lượng phản ứng và nhiệt của phản ứng đều không
đáng kể.
3.2.3 Nhiệt độ của pha khí và pha rắn tại đỉnh lò
Nhiệt tạo thành xỉ Qs và tổn thất nhiệt qua tường Qw trong công thức (3.2.96) có
thể tính qua công thức (3.2.99) và (3.2.100)

117. Một phân tích đơn giản dựa trên sự truyền nhiệt không ổn định được sử dụng để
xác định nhiệt độ pha rắn trên đỉnh lò. Liệu nạp vào lò được trải qua hai quá trình
nung: đầu tiên, dẫn nhiệt qua các lớp ở chuông lớn, sau đó truyền nhiệt đối lưu
trên bề mặt các lớp trong quá trình nạp liệu. Các quá trình này không cố định ở cả
tâm và biên lò. Tuy nhiên để đơn giản hóa, các mô phỏng chỉ xét đến truyền nhiệt
dẫn nhiệt một chiều qua các lớp trong suốt quá trình trước đó, vấn đề truyền nhiệt
đối lưu một chiều trong các lớp liệu cho các quá trình về sau
3.2.3 Nhiệt độ của pha khí và pha rắn tại đỉnh lò
Sự thay đổi nhiệt độ của các liệu rắn tại chuông lớn trong thời gian cư trú có thể
được xác định
Với hệ số dẫn nhiệt γ = ke/ρbcs0 và t0 là khoảng thời gian cho quá trình nạp liệu.
Nhiệt độ trung bình Tsm0 cho hạt liệu rắn rơi từ chuông lớn đến bề mặt lớp liệu có
thể được xác định

118. 3.2.3 Nhiệt độ của pha khí và pha rắn tại đỉnh lò
Sau khi rơi xuống, liệu rắn được nung lên ở trên của lớp liệu trong khoảng thời
gian nạp liệu. Nhiệt độ tăng lên này có thể được xác định từ biểu thức:
l được xác định từ phương trình (3.2.103) và phải thỏa mãn điều kiện:
0< l ≤ 𝐷′
ℎ tan 𝛼𝑏/2

119. 3.2.3 Nhiệt độ của pha khí và pha rắn tại đỉnh lò
Từ công thức (3.2.104), nhiệt độ trung bình của hạt liệu rắn phía trên lớp liệu
trong khoảng thời gian giữa hai lần nạp liệu
Với:
Với:
Kết hợp hai phương trình (3.2.102) và (3.2.105), nhiệt độ của hạt liệu rắn phía trên
lớp liệu:
Giải phương trình (3.2.96) và (3.2.106) thu được nhiệt độ của pha khí và pha rắn
tại đỉnh lò

120. 3.2.4 Tốc độ và thành phần dòng khi tại vùng cháy
Bằng cách xem xét tiến độ hoàn thành trong bốn phản ứng sau đây có thể xảy ra
trong vùng đốt ở phía trước của vùng cháy, tốc độ dòng khí của N2, CO và H2 ở
vùng cháy được thể hiện như công thức (3.2.111) - (3.2.113 )

121. 3.2.4 Tốc độ và thành phần dòng khi tại vùng cháy
Tốc độ dòng khí H2O, CO2, và O2 bằng 0 vì nó triệt tiêu từ các phản ứng trên, do
đó ta thu được biểu thức tổng tốc độ dòng khí tại vùng cháy
Phần mol của N2, CO, H2 được biểu diễn như sau

122. 3.2.5 Nhiệt độ cháy lý thuyết
Phương trình cháy tại mắt gió:
 2H2(oil,T1) + O2(Tb) = 2H2O (Tsb) (3.2.107)
 2C(oil,T1) + O2(Tb) = 2CO (Tt) (3.2.108)
 2C(coke,Tc) + O2(Tb) = 2CO (Tt) (3.2.109)
 H2O(Tst) + C(coke,Tc)= H2(Tt) + CO (Tt) (3.2.110)
Các tham số a, b, c và d được đưa ra nhằm biểu thị tổng số mol
O2 phản ứng trong các phương trình (3.2.107) – (3.2.109) và
tổng số mol hơi nước phản ứng của phương trình (3.2.110) ứng
với mỗi mol N2. Ta rút ra:
a = (5,6.10-3βHy1Fb)/(0,79.Fb) = 7,089.10-3βHy1 (3.2.116)
b = (0,9333.10-3βCy1Fb)/(0,79.Fb) = 1,181.10-3βCy1 (3.2.117)
c = 1,266.[0,21 + – (5,6βH + 0,9333βC).10-3y1] (3.2.118)
d = (1,575wst + 14,18βHy1).10-3 (3.2.119)

123. Sự thay đổi Enthalpy tiêu chuẩn trong các phản ứng được đưa
ra bởi các phương trình (3.2.107) – (3.2.110) và sự thay đổi
Enthalpy từ sự thay đổi nhiệt độ của N2 do N2(Tb) → N2(TT),
được biểu thị bằng -∆Hi
o (i = 1 đến 5, theo thứ tự của phương
trình), được tính như sau:

125. Bằng cách quy về một hệ thống đoạn nhiệt cho vùng cháy,
chúng ta có phương trình sau:
Thay thế các phương trình (3.2.116) – (3.2.119) và các phương
trình (3.2.120) – (3.2.124) vào phương trình (3.2.125) và thay
thế sự thay đổi Enthalpy tiêu chuẩn trong các phương trình
(3.2.120) – (3.2.123) với (∆Ho
298)1 = -115596 (cal/mol(O2)),
(∆Ho
298)2 = (∆Ho
298)3 = -52832 (cal/mol(O2)), và (∆Ho
298)4 =
31382 (cal/mol(H2O)). Người ta rút ra phương trình sau để tính
nhiệt độ cháy lý thuyết:

127. Lấy tích phân phương trình trên đối với biểu thức sau của nhiệt
độ cháy lý thuyết:
Trong đó:
A = [0,5 +1,2(b+c)+1,005d].10-3 B = 3,25+6,6(b+c)+6,61d
C = (2c + d)(2,93Tc + 10-3Tc
2) D = E – F + G – H + J
E = -115596a – 52832(b + c) + 31382d
F = (6,5 + 8,27Fa)Tb+ (0,5 + 0,129Fa).10-3T2
b +1,877.105Fa/Tb
Fa = a + b + c G = (2a – d)(7,16Tst + 1,29.10-3Tst)
H = (13,24a + 5,86b)T1 + (0,81a + 2b).10-3T1
2 + 2,2.105b/T1
J = 298J1+88,804J2+3,3557J3 J1 = 7,19a +0,93b –2c–3,13d
J2 = -1,641a + 0,929b – 0,071c + 1,285d
J3 = 187,7a + 407,7b – 297,7c + 110d

129. 3.2.6 Nhiệt độ của khí và cốc ở vùng cháy
Để có được nhiệt độ trung bình của khí ở vùng cháy, sự cân
bằng nhiệt và chất được dùng để khống chế diện tích vùng
cháy trong nồi lò như hình 3.2.4.

130. Từ sự cân bằng này chúng ta thu được 2 phương trình sau:
dTg/dr = 6(1 - ɛ1)hgs1(Tg – Tc)/øccg1Ggrdc1 (3.2.128)
dGgr/dr = Ggz/Lt – Ggr/r (3.2.129)
Trong đó Ggr và Ggz xác định vận tốc hướng tâm và hướng trục
của dòng khí. Để đơn giản, Ggz/Ggr được giả định là tỷ lệ thuận
với Lt/r và α được coi là hằng số bất kỳ:
Ggz/Ggr = (1 + α)Lt/r (3.2.130)
Giải các phương trình (3.2.128) – (3.2.130) với giả định rằng T
= Tt và Vgr = F1/2πLtRc thỏa mãn tại r = Rc, ta thu được:
Tg = Tc + βexp(δr1-α) (3.2.131)
Vgr = F1rα/7200πLtRc
1+α (3.2.132)
Vgz = (1 + α) F1rα-1/7200πRc
1+α (3.2.133)
Trong đó:
β = (TT – Tc)exp(-δc
1-α) δ = η(1 – α)
η = 1,2πL(1 - ɛ1)hgs1Rc
1+α/øccg1dc1ρg1F1

131. Giả sử nhiệt độ của khí được biểu diễn bởi phương trình
(3.2.131) với r = 0 ÷ Rc và bằng TT với r = Rc ÷ Dh/2, chúng ta
có thể tính được nhiệt độ trung bình của khí trên toàn bộ vùng
cháy như sau:
Tgm1 = (1 – ψ)Tt + ψTc (3.2.134)
Trong đó:
Ψ = (1 – Ф)(2Rc/Dh)2
Ф = 4[Rr
3 – 3Rr
2/ø + 6Rr/ø2 – 6(1 – exp(-øRr))/ø3]øRr
4
ø = 24πL(1 - ɛ1)hgs1Rr
3/øccg1dc1F1ρg1 Rc = Rr
2
Từ phương trình (3.2.134), α được giả định bằng 1/2 vì giá trị
này được làm căn cứ cho giá trị trung bình của uz trong khoảng
7 – 10 (m/s) sau nhiều cuộc thử nghiệm.
Một cân bằng nhiệt tổng thể được thiết lập giữa phần trên lò và
vùng cháy trong lò cao, sử dụng giả định rằng than cốc có
nhiệt độ tương tự như các chất ở vùng cháy.

132. Phương trình cân bằng nhiệt:
Các phương pháp để tính toán giá trị của Σmi(Lf)i, ΣMi(-∆Ho)j,
Qs và Qw đã được nêu ra ở mục 3.2.3. Để khử các biến Tg0, Ts0,
Tgm1 và F1, các phương trình (3.2.96), (3.2.106), (3.2.114) và
(3.2.134) được thay vào phương trình (3.2.135), kết quả biểu
thức dưới đây là nhiệt độ của than cốc ở vùng cháy.

133. Các thông số A, B, C, D, c và d trong các phương trình trên
được nêu ra giống như trong phần 3.2.5.

134. 3.2.7 Xây dựng mô hình toán học mô tả trạng
thái trong lò cao
Để xây dựng mô hình toán học mô tả sự dịch chuyển ngược
dòng khí - rắn trong lò cao, các giả định sau đây được thực
hiện:
1. Lò vận hành ở trạng thái ổn định
2. Nhiệt từ phản ứng được cung cấp hết cho liệu rắn
3. Trục phân tán của khí và rắn phân bố lộn xộn
4. Sự phân bố hướng tâm của các biến quá trình được bỏ qua
5. Các kẽ hở là không thay đổi
6. Tốc độ tụt liệu là không thay đổi
7. Nhiệt độ của liệu chảy là ngang bằng với pha rắn

135. Trong phạm vi của các giả định, một mô hình toán học mô tả
trạng thái trong lò cao thu được bằng cách coi nhiệt, vật chất,
cân bằng lực giữa khí và liệu được minh họa như hình 3.2.5.

139. Với:
i = 1, ζ = 1, ξ = 0, và τ = 1 khi 0 ≤ Ts ≤ 1673 oK
i = 3, ζ = -1, ξ = 1, và τ = 0 khi 0 ≤ Ts > 1673 oK
Hệ số truyền nhiệt giữa dòng khí và liệu, hgs, đường kính hạt
liệu, dp, và hệ số truyền nhiệt tổng thể qua tường lò là các
thông số quan trọng thể hiện cho sự khác biệt trên hệ phương
trình. Các tham số này được xác định bằng cách sử dụng các
mối liên hệ sau.
Hệ số truyền nhiệt hgs được tính bằng phương trình Ranz’s:
Nu = 2 + 0,6(Rep)1/2(Pr)1/3 (3.2.150)
Trong đó:
Nu = hgsdp/kg, Rep = dpGg/μg, Pr =
cgμg/kg
Đường kính trung bình của liệu dp được ước lượng từ đường
kính trung bình như sau:
dp = ΣXi/Σ(Xi/dpi)

140. Trong đó nhiệt dung riêng của mỗi thành phần đã được nói ở các
phần trước.
Sự phân bố dọc trục của các biến quá trình có thể được ước lượng từ
mô hình động học nói trên cùng với các điều kiện biên đã được nêu
ra ở trước đó tại phần 3.2.2 đến 3.2.6.

141. Để minh họa cho các phương pháp đánh giá trạng thái trong
một lò cao, một giản đồ lò cao được vẽ như hình 3.2.6. Nó cho
thấy rằng tốc độ lắng bụi ở cổ lò và thành phần của nó vẫn
không thay đổi, tỷ lệ phun hơi nước và làm giàu ôxy trên mỗi
đơn vị thể tích – tốc độ chảy của lò là hằng số.
Những giá trị thích hợp của nhiệt độ gang lỏng và xỉ (5) và
nồng độ C, Mn và Si trong gang lỏng (6) được lựa chọn trên cơ
sở thực nghiệm. Các biến vận hành có trong mô hình bao gồm:
áp lực đỉnh lò (2), lưu lượng gió, nhiệt độ gió, tỷ lệ dầu, tỷ lệ
hơi nước, làm giàu ôxy (1), thành phần liệu nạp vào lò, đường
kính và các bậc hoàn nguyên của quặng sắt (3). Điều kiện biên
ở phần trên cửa nạp liệu (8,11) và vùng cháy (12,13) có thể
được xác định ở các phần trước và các giá trị tốc độ tụt liệu của
quặng sắt, coke và đá vôi trong phối liệu (8) (Wo, Wc, W1)
được đưa ra tùy ý.

143. Theo các điều kiện biên ở phần trên cửa nạp liệu (2, 3, 8, 9,
10, 11), mười phương trình vi phân thông thường (3.2.137) –
(3.2.146) và ba phương trình đại số (3.2.147) – (3.2.149) được
xử lý đồng thời trên một máy tính. Phương pháp Runge –
Kutta - Gill được sử dụng để có được các giải pháp số cho mô
hình. Bằng cách này, sự phân bố dọc trục của các biến quá
trình (14) có thể được xác định.
Nếu các giá trị của Tg, Ts, Fg, yCO và yH2 ở vùng cháy đã xác
định ở (14) phù hợp với giá trị thu được ở (12) và (13) trong
giới hạn cho phép và các điều kiện ƒs = 1, ƒ1 = 1, và yCO2 =
yH2O = 0 là thỏa mãn, sau đó đưa ra các giá trị Wo, Wc và W1 ở
(8) và sự phân bố dọc trục của các biến quá trình như (14) thì
có thể coi là hợp lệ. Còn nếu chúng không thỏa mãn thì các giá
trị Wo, Wc và W1 trước đó được sửa lại và tính toán tương tự
lặp đi lặp lại cho đến khi thỏa mãn.