Введение

Среди химических волокон, формируемых мокрым способом, наибольшее распространение в промышленности получили вискозные волокна. С помощью используемых на этих производствах установок регулирующие технологических растворов (осадительной, пластификационной ванн), удаляются убыточные количества воды и сульфата натрия без потерь ценных компонентов - сульфата цинка, серной кислоты, и поверхностно - активных веществ (ПАВ). Для выведения избыточного количества воды применяют процессы выпаривания для выведения сульфата натрия - процессы кристаллизации, при которых наряду с получением товарного продукта - сульфата натрия высокой степени чистоты возвращаются в производственный цикл все оставшиеся компоненты в виде осадительного раствора.

Важным фактором, определяющим экономику регенерации, является стоимость выпаривания воды из раствора и себестоимость товарного сульфата натрия. Традиционные процессы выпаривания и кристаллизации весьма энергоемки и поэтому затраты в основном зависят от расхода технологического пара (другие виды затрат существенно ниже). В связи с этим повышение эффективности собственно процесса регенерации определяется главным образом использованием энергетических совершенных установок. Основным направлением в решении этой задачи является максимальное использование вторичного пара с помощью теплового насоса.

Промышленный процесс кристаллизации и его аппаратурное оформление для получения товарного продукта сульфата натрия (безводного) характерен тем, что себестоимость его значительно превышает оптовую цену. Хотя затраты частично или полностью окупаются стоимостью возвращенных реагентов, расходы на процесс кристаллизации остаются неоправданно высокими. Повышение экономичности процесса кристаллизации может быть осуществлено путем резкого снижения энергозатрат, главным образом на стадии получения глауберовой соли.

В современных условиях хозяйствования перевод химических производств на энергосберегающие экологически чистые технологии является актуальной задачей. Отечественной инженерной фирмой КОНЕН на базе Светлогорского АО (Химволокно) реализовано на установки кристаллизации сульфата натрия из технологических растворов производство вискозного волокна - на стадии извлечения г глауберовой соли из вины дегидратации ее до безводного сульфата натрия реализована энергосберегающая технология. Результаты энергосбережения при равных объемах регенерируемой ванны (№ 26 м з/ч) представлены в таб. 1., данные представлены для стадии дегидратации глауберовой соли на базе двух вертикальных выпорных кристаллизаторов диаметром 2300 мм двухкорпусной схемы вакуум - кристаллизационной установки с тепловым насосом для обогрева первого корпуса и отбора экстра - пара из него для обогрева второго корпуса.

Таблица 1.Энергозатраты на реконструкцию

Затраты	Удельный расход
	До реконструкции	После реконструкции
1. Водяной пар, кг / 1000 кг Na2SO4	3700	415
2. Вода, м3/1000 кг Na2SO4	40-60	7-10
3. Энергия всех видов, Дж/1000 кг Na2SO4	9,6275*109	1,26*109

Следствием изменения технологии и режима стадии, новой организации движения материальных и тепловых потоков производительность стадии по товарному продукту - сульфату натрия достигла 70000 кг в сутки, то есть возросла в 2 раза.

Таким образом на стадии дегидратации глауберовой соли до безводного сульфата натрия и реализации энергосберегающей технологии, на ряду с увеличением производительности стадии по товарному продукту, достигнуты снижение удельных затрат водяного пара и охлаждающей воды в 8 - 8,5 раз, а общего расхода энергии в 7,5 раза.

В данном проекте предлагается вышеуказанный опыт использования энергосберегающей технологии применить для условий кристаллизации сульфата натрия ОАО «Балаковские волоконные материалы».

1. Обзор и анализ существующих технологических схем и типов основного оборудования и технологического процесса

В процессе формирования вискозного волокна состав осадительной ванны значительно изменяется - понижается концентрация серной кислоты, увеличивается содержание сульфата натрия и серы. Общий объем ванны в результате разбавления ее водой, находящейся в вискозе непрерывно увеличивается.

Объем ванны должен быть постоянным, по этому избыток ее, образующийся в результате разбавления водой, должен направляться на регенерацию.

Регенерация осадательной ванны заключается в удалении избытка воды вакуум - выпариванием и избытка сульфата натрия кристаллизацией.

Чтобы отчетливо представить значение регенерации осадительной ванны для уменьшения расхода кислоты и солей ниже приведен примерный баланс осадительной ванны (в кг) для завода вискозного волокна, производительностью 120 т/сутки (табл. 2).

Таблица 2. Сравнение затрат компонентов в балансе ванны

Компоненты баланса	На 1 кг волокна, кг	Всего в сутки, кг.
Вода (поступает в ванну)	9,520	1142400
- вносимая с прядильным раствором	0,322	39840
- от нейтрализации щелочи	0,214	25680
- вводимая при добавке реактивов
ИТОГО:	10,066	1207920
Вода (расход)
- уносимая нитью из ванны	3,182	381840
- теряемая в следствие разбрызгивания и утечки из ванны	0,789	93960
- испаряемая	2,100	252000
ИТОГО:	6,065	727800
Серная кислота в расчет на 100%-ную (расход)
- на нейтрализацию щелочи	0,903	108360
- потери: Из за уноса ванны с волокном Из за разбрызгивания и утечки с ванной в канализацию	0,179 0,126 0,662	21480 15120 79440
ИТОГО:	1,870	224400
Сульфат натрия (в пересчете на 100%-ный)
- образующейся при нейтрализации щелочи в вискозе	1,308	156960
- потери: Из за уноса с волокном Из за разбрызгивания, утечки с ванной, сбрасываемой в канализацию	0,689 0,177 1,177	82680 21240 141240
ИТОГО потерь:	2,043	245160
Сернокислый цинк ( расход)	0,2	24000

Приведенные цифры показывают, что из осадительной ванны должно быть удалено 1207920 - 727800 = 480120 кг воды, или 10,066 - 6,065 = 4,001 кг/кг ниже, а часть ванны спускать в канализацию, то на каждый килограмм волокна теряется 0,72 кг серной кислоты, 1,1 кг сульфата натрия и 0,07 кг сульфата цинка.

Регенерация ванны необходима не только для уменьшения расходов реагентов на 25- 30 % , но и для устранения загрязнения водоемов.

Таким образом, целью регенерации осадительной ванны является устранение загрязнения водоемов, уменьшения расхода реагентов путем испарения воды и кристаллизации избытка сульфата натрия.

Осадательная ванна может быть подвергнута полной или частичной регенерации.

При частичной регенерации из ванны удаляется не весь избыток воды, поступающий в нее с вискозой, а только часть. Количество воды, испаряемой при частичной регенерации, определяется требованиями сохранения в ванне постоянной концентрации сульфата натрия. Если испарить всю избыточную воду, то в ванне будет накапливаться сульфат натрия в количестве до 0,6 кг/кг волокна. Этот избыток сульфата натрия должен быть удален из упаренного раствора кристаллизацией или другими методами.

При частичной регенерации, надо выпарить 50-60 % от общего количества избыточной воды, а остальное - спустить в канализацию. Естественно, что полная регенерация более целесообразна.

Для регенерации осадительной ванны предложены различные методы. Избыточную воду испаряют продуванием горячего воздуха через предварительно нагретую ванну - контактная выпарка, или выпариванием в вакуум - выпарном аппарате.

Избыток сульфата натрия из упаренной ванны выделяют кристаллизацией (из насыщенного раствора).

Так как сульфат натрия выделяется в виде десятиводного гидрата, то при кристаллизации удаляется и некоторое количество воды из раствора. Наиболее перспективным методом регенерации осадительной ванны является электролиз сульфата натрия в кислой среде. Этот метод представляет интерес для вискозной промышленности, где в значительных количествах расходуется как сенная кислота, так и сульфат натрия.

При электролизе сульфата натрия оба эти реагента получаются в эквивалентных количествах и могут быть использованы в производстве. При взаимодействии щелочи с серной кислотой в процессе формования вискозного волокна вновь образуется сульфат натрия, который при электролизе снова дает серную кислоту и щелочь. Следовательно, при осуществлении этого метода регенерации создается замкнутый цикл и расход щелочи и серной кислоты сводиться к пополнению неизбежных потерь. Этот метод был опробован в полупроизводственных условиях и были получены обнадеживающие результаты. Основное затруднение, возникающее при реализации указанного метода, заключается в повышенном расходе электроэнергии и, соответственно, пониженных выходах по току при электролизе сульфата натрия ( по сравнению с электролизом хлористого натрия). В связи с вышеуказанным, этот метод пока не может быть применен в данном проекте, т.к. требует дальнейшей разработки с целью снижения расхода электроэнергии и увеличения выхода по току.

Таким образом, пока кристаллизация является основным методом удаления избытка сульфата натрия из осадительной ванны.

Выделение сульфата натрия при полной регенерации ванны производиться в аппаратах, применяемых для кристаллизации солей в различных отраслях химической промышленности. Для этих целей обычно используют горизонтальные многосекционные цилиндрические вакуум-кристаллизаторы, вакуум в которых создается пароструйными многоступенчатыми установками. Выпадающие кристаллы глауберовой соли отделяются от маточного раствора на центрифугах и направляются на обезвоживание (удаление кристаллизационной воды). Обезвоживание проводят путем нагрева в баках с мешалкой при 50 - 55 ⁰ С. Образующиеся кристаллы вместе с маточным раствором поступают в испарители - кристаллизаторы, где удаляется вода, центрифугируют, сушат и направляют на упаковку. Высушенный безводный сульфат натрия используется в различных отраслях народного хозяйства (производство синтетических моющих средств, стекольная промышленность и др.)

Кристаллизацией называют выделение твердой фазы в виде кристаллов главным образом из растворов и расплавов. Каждому химическому соединению обычно соответствует одна или несколько кристаллизационных форм, отличающихся положением и числом осей симметрии. Явление образования нескольких кристаллических форм данного химического соединения носит название полимер.

Кристаллы, выделяющиеся с молекулами воды, называются кристаллогидратами. Причем, в зависимости от условий кристаллизации, одно и то же вещество может кристаллизоваться с различным числом молекул воды. Осуществляемая в промышленности кристаллизация называется массовой.

Обычно массовую кристаллизацию проводят, понижая растворимость кристаллизуемого вещества за счет удаления части растворителя.

В производственных условиях процесс кристаллизации состоит из следующих операций: собственно кристаллизации, отделение кристаллов от маточного раствора, перекристаллизации (при необходимости), промывки и сушка кристаллов.

Известны следующие способы кристаллизации: кристаллизация с удалением части растворителя, кристаллизация с охлаждением или нагреванием раствора, комбинированные способы.

Способом удаления частичного растворителя проводится или его испарением или вымораживанием. Наиболее распространено испарение. Растворитель испаряют в выпарных аппаратах, подводя к нему тепло извне, через стенку. После достижения нужной степени пресыщения, как правило, в тех же аппаратах осуществляют и кристаллизацию. Способ называется изотермическим.

Общий недостаток способа - это отложение солей (кристаллов - инкрустация) на теплопроводящих поверхностях, одновременно концентрируются примеси, содержащиеся в растворе.

Способ кристаллизации с изменением температуры раствора называют еще изогидрическим, т.к. он осуществляется при постоянном содержании в растворе растворителя.

К комбинированным способам относятся вакуум - кристаллизация, кристаллизация с испарением части растворителя в токе носителя и дробная кристаллизация.

При вакуум - кристаллизации испарение растворителя происходит не путем подвода тепла через стенку, а за счет отдачи раствором своего физического тепла, которое расходуется на испарение части растворителя.

Кристаллизация с испарением части растворителя в токе носителя (воздуха) происходит за счет испарения и охлаждения раствора при этом.

Дробная кристаллизация - это последовательное выделение из раствора ряда растворенных в нем веществ.

Проведение кристаллизации выше указанными способами требует значительных энергозатрат. Поэтому повышение экономичности процесса кристаллизации является важной задачей снижения неоправданно высоких расходов.

На второй стадии кристаллизации, где сульфат натрия кристаллизируется в вакуумных испарителях - кристаллизаторах в виде безводного сульфата натрия процесс кристаллизации проводится в аппаратах с естественной циркуляцией раствора.

Этот метод реализуется в ОАО «Балаковские волоконные материалы».

Общий недостаток кристаллизации при выпаривании - это отложение кристаллов (инкрустация) на теплопроводящих поверхностях. Этот недостаток присутствует и в аппаратах с естественной циркуляцией, работающих в системе кристаллизационных установок ОАО.

Инкрустация при работе испарителей - кристаллизаторов с естественной циркуляцией раствора является неприятным фактором, снижающим их производительность и приводящим к частным остановкам аппаратов для чистки и промывки (примерно 1 раз в смену один аппарат останавливается на чистку и промывку). При этом чистка аппаратов требует значительных трудозатрат во вредных условиях - выделение сероуглерода и сероводорода и агрессивная среда (серная кислота).

Указанный недостаток частично можно устранить переводом процесса работы вакуумного испарителя - кристаллизатора на работу с принудительной циркуляцией раствора.

Отложение солей на греющих поверхностях выпарных аппаратов - кристаллизаторов приводит также к уменьшению коэффициента теплопередачи, а, следовательно, и производительности. У аппаратов с естественной циркуляцией при этом понижается скорость циркуляции, кипение начинает заглубляться в трубки, вызывая усиление отложений, что в свою очередь воздействует на циркуляцию, которая становиться неустойчивой. Этот процесс со временем прогрессирует. Естественно поэтому стремление организовать в контуре аппарата искусственную (принудительную) циркуляцию с помощью специального насоса, которая бы не зависела от изменения тепловой нагрузки.

По своему устройству аппарат с принудительной циркуляцией в основном аналогичен аппаратам с естественной циркуляцией, разница заключается в основном в наличии циркулярного насоса.

При выпаривании в таких аппаратах растворов «на кристалл» образование и рост кристаллов происходит из пересыщенного раствора. При установившемся режиме работы аппарата процесс выпаривания носит циклический характер.

Из сепаратора циркулирующий раствор, содержащий кристаллы соли, при температуре, практически равной температуре кипения в сепараторе, поступает в греющие трубки аппарата, где воспринимает тепло греющего пара. Перегретый раствор выходит из трубок в подъемную трубку, где закипает.

Температура раствора понижается до температуры кипения в сепараторе, а освободившейся тепло идет на образование вторичного пара. При удалении части растворителя из насыщенного раствора в виде пара возникает пресыщение раствора, вследствие чего происходит образование зародышей и рост уже имеющихся кристаллов, т.е. пресыщение снимается. Смешавшись с новой порцией исходного раствора и, снимая по пути пресыщение, раствор вновь поступает в трубку - цикл замыкается.

Экспериментальные данные показывают, что за время пребывания циркулирующего раствора в растворном пространстве пресыщение снимается не полностью и раствор поступает в греющую трубку с каким то остаточным пресыщением. Если не принять особых мер конструктивного и технологического порядка, то инкрустация пойдет настолько быстро, что уже через несколько часов работы придется останавливать аппарат на промывку.

СвердНИИХИММАШем проведены работы по снижению инкрустации и предложен способ, который заключается в накоплении кристаллов кристаллизующихся веществ в циркулирующем растворе, с целью создания большего числа центров кристаллизации для быстрого снятия пресыщения. Применение данного способа (при этом в циркулирующем растворе содержалось от 10 до 30 % сульфата), позволило увеличить беспромывочный срок до 3-х суток, причем коэффициент теплопередачи не снижается относительно первоначального.

Метод выпаривания - кристаллизации с принудительной циркуляцией раствора рекомендуется в данном проекте.

2. Технологические расчеты

2.1 Расчет количества глауберовой соли и сульфата натрия

При полной регенерации осадительной ванны на каждую тонну волокна требуется удалить 357 кг. Сульфата натрия безводного, или в воде глауберовой соли - 858,2 кг. (данные ОАО «Балаковские химические волокна»)

В расчете на 120 т в сутки волокна удаляется безводного сульфата натрия: 357 * 120 = 42840 кг/сутки, или

что соответствует количеству глауберовой соли:

= 4047,7

где 322 и 142 - молекулярные массы Na₂SO₄ * 10 H₂O и Na₂SO₄ соответственно.

Количество ванны, направляемой на кристаллизацию. Согласно производственных данных при кристаллизации с каждого м³ ванны удаляется 100 кг сульфата натрия в виде безводного сульфата. Требуется направить на кристаллизацию осадительной ванны:

, или 1785/100=17,85 м³/ч

Состав осадительной ванны, поступающей на кристаллизацию:

H₂SO₄ - 110 - 150 г/л 2 г/л

Na₂SO₄ - 320 20 г/л

ZnSO₄ - 13-16 г/л

Плотность - 1,27 - 1,34 г/см³

(согласно норме технологического режима), или принятой для расчета:

H₂SO₄ - 150 г/л

Na₂SO₄ - 320 г/л

ZnSO₄ -16 г/л

Вода - 854 г/л

1340 г/л

Содержание компонентов в осадительной ванне, поступающей на кристаллизацию:

H₂SO₄: 150 * 17,85 = 2677,5 кг/ч;

где 17,85 м³/ч - объем осадительной ванны, поступающей на кристаллизацию:

Na₂SO₄ - 320 * 17,85 = 5712 кг/ч

ZnSO₄ -16 * 17,85 = 285,6 кг/ч

H₂O - 854 * 17,85 = 15234,9 кг/ч

Итого: 23919 кг/ч

В процессе кристаллизации из ванны выкристаллизовывается 100 кг/м³ ванны безводного сульфата натрия, что составит:

100 * 17,85 = 1785 кг/ч Na₂SO₄ , или

= 4047,68 кг/ч Na₂SO₄ * 10 H₂O

С глауберовой солью уносится воды:

4047,68 - 1785 = 2262,68 кг/ч

Содержание компонентов в осадительной ванне (маточном растворе), поступающий на плавку (обезвоживание в плавильном котле):

H₂SO₄ - 2677,5 кг/ч

Na₂SO₄ - 5712 - 1785 = 3927 кг/ч

ZnSO₄ - 285,6 кг/ч

H₂O - 15243,9 - 2262,68 = 12981,22 кг/ч

Итого: 14810,22 кг/ч

Состав осадительной ванны (маточного раствора) после кристаллизации глауберовой соли:

H₂SO₄ - 2677,5 кг/ч или 13,47% масс.

Na₂SO₄ -3927,0 кг/ч или 19,76 % масс.

ZnSO₄ - 285 кг/ч или 2,20 % масс.

H₂O - 12381,22 кг/ч или 64,57 % масс.

Итого: 19870, 22 кг/ч или 100 % масс.

Таблица материального баланса глауберовой соли (Na₂SO₄ * 10 H₂O)

Таблица. 3.1

Приход	Расход
Статья	Количество, кг/ч	Статья	Количество, кг/ч
1. Осадительная ванна на входе в кристаллизаторы		1.Маточный раствор
H2SO4	2677,5	H2SO4	2677,5
Na2SO4	5712,0	Na2SO4	3927,0
ZnSO4	285,6	ZnSO4	285,6
H2O	15243,9	H2O	12981,22
		2. Кристаллы глауберовой соли	4047,68
Итого	23919,0	Итого	23919,0

Объем маточного раствора:

= 14,829 м³ /ч

где 1340 кг/м³ - плотность раствора.

Состав маточного раствора:

H₂SO₄ - = 180,6 г/л

Na₂SO₄ - = 264,8 г/л

ZnSO₄ - = 19,2 г/л

H₂O - = 875,4 г/л

Итого : 1340 г/л

2.2 Расчет количества и состава плава глауберовой соли

Количество глауберовой соли, поступающей в плавильный котел:

4047,68 кг/ч Na₂SO₄ * 10 H₂O ( см. Расчеты 3.1.),

в нем кристаллизированной воды - 2262,68 кг/ч и

безводного сульфата натрия 4047,68 - 2262,68 = 1785 кг/ч,

что составляет:

Na₂SO₄ - = 0,4410, или 44,10 % масс

H₂O - = 0,5590, или 55,90% масс.

Объем плава:

= 2,778 м³/ч

где 1457 кг/м³ - плотность 44,10% - ного раствора Na₂SO₄ [6]

Объем плава глауберовой соли с учетом разбавления плава водой в соотношении 1:2:

2,778 * 3 = 8,334 м³/ч

3.2.4. Объем добавленной воды:

2,778 * 2 = 5,556 м³/ч

2.3 Расчет расхода топлива

Тепло на участке кристаллизации расходуется в виде пара с давлением 3 кгс/см² (0,3 МПа) на следующие цели:

Ш работа пароструйных насосов установок кристаллизации глауберовой соли (в работе 2 аппарата);

Ш на плавление глауберовой соли в плавильных топках (в работе 4 аппарата);

Ш в вакуум - испарителях - кристаллизаторах (5 в работе);

Ш работа пароструйных насосов испарителей - кристаллизаторов (5 в работе).

Исходные данные:

1. температура кристаллов глауберовой соли на выходе из центрифуг - 7,5⁰С;

2. температура воды, подаваемой на разбавление плава в плавильный котел - 20⁰С;

3. масса плавильного котла - 350 кг;

4. масса тепловой изоляции котла - 1000 кг.

Согласно технического паспорта на кристаллизационную установку расход пара давлением 3,0 кгс/см² (0,3 МПа) и теплосодержанием 518,0 ккал/кг составляет 740,0 кг/г на 1 установку. При работе 2-х установок (1 резервная) с учетом 10 % потерь тепло расход тепла составляет:

Q₁=740*518*1,1*2=843304 Ккал/ч

Расход тепла на плавление глауберовой соли

Расход тепла на нагрев кристаллов от t'_н = 7,5⁰ С до t'_к = 50⁰ С.

Q₂' = m₂'c₂'(t'_k-t'_н) = 4047.68 * 0.108 * (50-7.5) = 18578.9 Ккал/ч

m₂` - масса кристаллов Na₂SO₄ * 10 H₂O кг/ч

c₂^ґ - теплоемкость кристаллов, ккал/кг*град

c₂^ґ = 34,9 = = 0,108 [6]

322 - молекулярная масса Na₂SO₄ * 10 H₂O кг/кмоль

Расход тепла на нагрев воды:

Q₂ґґ = m₂ґґc₂ґґ(t_kґґ - t_нґґ) = 5556 * 1(50-20) = 166680 ккал/ч

Расход тепла на плавление глауберовой соли:

Q₂ґґ = 4047*18,106 = 79287,3 ккал/ч

где 18,106 ккал/кг - теплота кристаллизации Na₂SO₄ * 10 H₂O [6]

Расчет тепла на нагрев аппарата

Q₂ґґ= G₂c^IV ?t * n = 3500*0,11(50-20)*4= 46200 ккал/ч

G₂- масса плавильного котла, кг

c^IV - теплоемкость стали, ккал/кг*град

n - количество котлов в работе.

Расчет тепла на нагрев изоляции котла:

Q₂^v = G^vc^v * ?t * n = 1000 * 0,3 * (50-20)*4= 36000 ккал/ч

Потери тепла поверхностью изоляции котла (при коэффициенте теплопередачи К = 0,9 ккал/м²*ч*град

Q₂^vi = 0,9*5,5*10*4 = 198 ккал/ч

Общий расход тепла на плавление глауберовой соли:

Q₂ = Q₂^I + Q₂^II + Q₂^III + Q₂^VI + Q₂^V + Q₂^VI = 18578,9 + 166680+73287,3+46200+36000+198 = 340944,2 ккал/ч

Расход тепла на работу струйных насосов. Согласно технического паспорта на испаритель - кристаллизатор на один аппарат расходуется пара с давлением 3кгс/см² (0,3Мпа) и теплосодержанием 518,0 ккал/кг - 80 кг/ч

При работе 5 аппаратов расход пара составляет 80 * 5 = 400 кг/ч, или с учетом 10% потерь в виде тепла расход равен:

Q₃^I = 518 * 400 * 1,1 = 227920 ккал/ч

Расход тепла на испарение влаги из раствора.

Количество испаряемой влаги до состояния насыщения при 50⁰С равно 80 кг/м³ раствора (данные производства), или

m^II = 8 * 8,334 = 667,72 кг/ч

Расход тепла на испарение равен:

Q₃^II = m^II r^II = 667,72 * = 379 277,7 ккал/ч;

где r^II - удельная теплота при 50^оС, ккал/ч. [8]

Расход тепла при кристаллизации Na₂SO₄

Q₃ґґґ = mґґґqґґґ = 1785*3,239= 5781,6 ккал/ч,

где mґґґ - масса кристаллизующейся Na₂SO₄, кг/ч

qґґґ - удельная теплота кристаллизации Na₂SO₄, ккал/кг;

qґґґ = 1927 = = 9,239 ккал/кг

142 - молекулярная масса Na₂SO₄, кг/кмоль

Расход тепла на нагревание 5 аппаратов

Q₃^IV = m ^IVc ^IV(t_k - t_н) n = 7500 * 0.11(50-20)*5 = 123750 ккал/ч

Расход тепла на нагрев изоляции:

Q ₃v = G₃ ^vc^v (t_k - t_н) n = 1200 * 0,3 (50-20) * 5= 54000 ккал/ч

Расход тепла на потери поверхностью аппаратов:

Q₃^VI = k * F ?t * n = 0,9 * 8,3 * 10 * 5 = 373,5 ккал/ч

где F - поверхность 1 аппарата, м²

Общий расход тепла на кристаллизацию Na₂SO₄

Q₃ = Q₃^I + Q₃^II + Q₃^III + Q₃^VI + Q₃^V + Q₃^VI = 227920 + 379277,7 + 5781,6 + 123750 + 54000 + 373,5 = 791 102,8 ккал/ч

Расход тепла по участку:

Q = Q₁ + Q₂ + Q₃ = 843304 + 340944,2 + 791 102,8 = 1975351 ккал/ч

2.4 Расчет потребного оборудования и производственных площадей

2.4.1 Расчет потребного оборудования

Кристаллизатор вакуумный горизонтальный.

Исходные данные:

1. Размеры кристаллизатора:

Длина L=8862 мм.

Диаметр Д=2004 мм.

Емкость V=27 м³

2. Поверхность зеркала испарения

S = L Д = 8,862 2,004 = 17,759 м³

Расчет:

Требуется площадь зеркала испарения для кристаллизации 4047,7 ^кг/_ч глауберовой соли:

По данным ЦЗЛ ОАО «Вискозные волокна» съем кристаллов глауберовой соли составляет 114 кг. В час с м² зеркала испарения.

Требуется площадь зеркала испарения кристаллизаторов:

4047,7/114 =35,506 м²

Требуется кристаллизаторов для кристаллизации 4047,7^кг/_ч глауберовой соли:

Устанавливается 3 кристаллизатора, в том числе: 2- в работе, 1 - резервный.

2.4.1.1 Приемный бак осадительной ванны. Количество осадительной ванны, подаваемой на кристаллизацию, составляет 17,85 м ^з/_ч (см. раздел 3) при резерве времени бака =1 час и коэффициенте заполнения Q=0,6(для пенящихся растворов) равен при увеличенной подаче (в случае форсированной работы подача ванны может быть увеличена до 24 м ^з/_ч):

Объем бака с принятыми размерами Д=4800 мм и Н=2800 мм. равен:

Вместимость бака с этими размерами ( =0,6) равна:

=50,642*0,6=30,385 м³

Требуется баков для приема ванны: ; устанавливается 2 бака.

2.4.1.2 Насос подачи осадительной ванны во всасывающую емкость. Количество осадительной ванны, подаваемой на установку кристаллизации - 24 м^з/_ч;

Принимается к установке насос марки х45=13и с характеристиками [11]:

подача - 25 м^з/_ч;

напор - 10 м;

частота вращения - 960;

электродвигатель АО - 2;

мощность - 15 кВт.

Требуется количество насосов:

24/25=0,96~1

Устанавливается 2 насоса, в том числе:

1 - в работе;

1 - резерв.

2.4.1.3 Центрифуга для отделения маточного раствора от кристаллов глауберовой соли. Устанавливается центрифуга типа НВШ-350-2К с технической характеристикой [12]:

Максимальный рабочий диаметр ротора, мм - 350;

Число оборотов мотора, ;

Фактор разделения при максимальном диаметре ротора - 1800;

Относительное число оборотов шнека, ;

Расчетный крутящий момент на выходной вал редуктора, кгс * м - 3000;

Мощность электродвигателя главного привода - 29,3 кВт;

Производительность по осадку, т/ч - 2-4

Требуется центрифуг:

Устанавливается 3 центрифуги типа НВШ-350-2к, в том числе:

2 - в работе;

1 - резерв

2.4.1.4 Бак для сбора маточного раствора с центрифуг. Расчет аналогичен, как и в п. 3.1.2. устанавливается бак вертикальный цилиндрический с размерами:

Диаметр - 4800 мм;

Высота - 2800 мм;

Вместительность - 38 м³;

Количество баков - 2.

2.4.1.5 Центробежный насос подачи осадительной ванны в центрифуги. Расчет аналогичен, как и в п. 3.1.3. устанавливается 2 насоса типа х45-13и с характеристикой:

Подача - ;

Напор - 10 м;

Частота вращения - ;

Электродвигатель АО - 2;

Мощность - 15 кВт.

2.4.1.6 Центробежный насос для подачи маточного раствора в смеситель осадительной ванны кислотной станции. Расчет аналогичен, как и в п. 3.1.3. устанавливается 2 насоса типа х45-13и.

Плавательный котел для глауберовой соли.

Согласно производительность плавильного котла составляет солевой массы. Количество массы, подавляемой в плавильные котлы равно

Требуется плавильных котлов:

Устанавливается 5 котлов с технической характеристикой:

Производительность - ;

Вместительность - 5,4 м³;

Диаметр - 1734 мм;

Высота - 4500мм.

Электродвигатель мешалки:

Тип АО62-4; Мощность - 10 кВт;

Число оборотов - 1500 мин^-1;

Редуктор типа ВО - II;

Передаточное число - 3,88;

Масса редуктора с электродвигателем - 231кг.

2.4.1.7 Выпарной испаритель - кристаллизатор. Количество плава, поступающего в испаритель - кристаллизаторы равно 8,334 м

Производительность испарителя - кристаллизатора по исходному плаву равна 2,0 м

Требуется испарителей - кристаллизаторов

Устанавливается 6 испарителей - кристаллизаторов, в том числе 5 - в работе, 1- резерв, чистка.

Техническая характеристика: тип - выпарной аппарат - кристаллизатор с принудительной циркуляцией и выносной греющей камерой ( тип 2, исполнение 1 - ГОСТ 11987 - 81).

Поверхность теплопередачи - 100 м²;

Диаметр греющей камеры - 800 мм;

Диаметр сепаратора - 2200 мм;

Диаметр циркуляционной трубы - 500 мм;

Высота аппарата - 21000 мм;

Диаметр греющих труб - 38 х 2 мм;

Длина греющих труб - 6000 мм.

Циркуляционный насос:

Типа - 0 Х 6 - 42Г [13];

Производительность - 250-1400 м³/ч;

Напор - 6,5 м. ст. жидкости;

Число оборотов вала - 960 оборотов/мин;

Мощность электродвигателя - 30,9 кВт.

Центробежный насос для перекачивания пульпы из разгрузочной емкости испарителей - кристаллизаторов в сгустители.

Количество перекачиваемой пульпы - 2 м³/ч с каждого испарителя - кристаллизатора.

Устанавливается насос марки ХК 8/18 с характеристикой: [11]

Подача - 8 м³/ч (2,2 л/с);

Напор - 19 м.ст. жидкости;

Частота вращения - 2900 об/мин.;

Мощность - 0,8 кВт;

КПД - 51%;

Количество устанавливаемых насосов - 6 ( по одному на каждый аппарат).

2.5 Расчет производственных площадей

Исходные данные:

1. Список устанавливаемого оборудования (см. таб. 3.2)

Таблица 3.2 Спецификация оборудования

Рабочие машины и оборудование	Ккол-во единиц	Производительность единицы	Мощность мотора, кВт	Площадь занятая ед. оборудованием, м3
			На единицу оборудования	всего	Единицей	всего
1	2	3	4	5	6	7
1. Кристаллизатор вакуумный, горизонтальный	22	17,759 т/ч	-	-	8,862х2,004х2 = 17,759 м2	35,518 м2
2. Насос подачи осадительной ванны во всасывающую емкость	22	25 м3/ч	15	30	1,996х0,982=1,96 м2	3,920 м2
3. Насос подачи осадительной ванны во всасывающую емкость	2 2	25 м3/ч	15	30	1,996х0,982=1,96 м2	3,920 м2
4. Центрифуга для отделения маточного раствора от кристаллов	33	2 - 4 т/ч	29,3	58,6	1,670х1,450 = 2,420м2	4,840
5. Бак для сбора маточного раствора с центрифуг	22	-	-	-	Ф 4,800 = 18,086 м2	36,172
6. Центробежный насос подачи осадительной ванны в центрифуги	22	25 м3/ч	15	30	1,996*0,982 = 1,96 м2	3,920м2
7. Центробежный насос для подачи маточного раствора с центрифуг в смесители	22	25 м3/ч	15	30	1,996*0,982 = 1,96 м2	3,920м2
8. Плавильный котел для глауберовой соли	6 5	4 м3/ч	10	50	Ф 1,734 = 2,360 м2 Ф 0,8 = 0,502	11,800 м2
9. Выпарный испаритель - кристаллизатор ( циркул. насос)	6 6	250-1400 м3/ч	30,9	185,4	2,010*0,996 = 2,002 м2	12,012 м2
10. Центробежный насос пульпы	66	2 м3/ч	0,8	1,6	0,960*0,580 = 0,557 м2	3,341 м2
				Итого		145,215 м2

2. Коэффициент использования площади - 3,5

Расчет:

1. Площадь, занятая под оборудование составляет: 145,215 * 3,5 = 508,253 м³

2. Принимая шаг колонны производственных помещений 12х12 = 144 м², получим число ячеек под оборудование:

3,5 = 4

3. Принимаем размер площади под оборудование в здании с шагом колонн 12х12, равен:

12х12х4 = 576 м²

4. Обзор анализ литературных источников и патентные исследования по теме 5 проекта

Обзор и анализ литературных источников

Применение тепловых насосов (ТН) в ряде химико-технологических процессов (ХТП), имеющих дело с парами рабочего тела низкого давления приводит [1-4] к значительной экономии энергетических затрат. Дело в том,_/ что повышение давления паров сопровождается ростом температуры конденсации, и становится возможным использовать теплоту их конденсации для испарения того же рабочего тела с более низкой температурой кипения. Затраты энергии на сжатие паров рабочего тела почти на порядок меньше, нежели на производство пара рабочего тела высокого потенциала; поэтому применение ТН экономически выгодно.

ТН особенно перспективны в энергоёмких процессах химической технологии, таких как выпаривание, дистилляция, ректификация, выпарная кристаллизация. Наибольший эффект от ТН возможен в непрерывных крупнотоннажных производствах.

Рассмотрим и оценим эффективность применение различных вариантов ТН на примере модельной схемы непрерывного испарения чистой воды с помощью греющего водяного пара (рисунок 4.1). В кипятильник 1 поступает поток воды W с температурой t₁ . Б его трубном пространстве давление равно р; вода там догревается до температуры кипения t, отвечающей р, и целиком переходит во вторичный пар, отводимый сверху. Межтрубное пространство кипятильника обогревается потоком насыщенного водяного пара D более высокого давления Р > р, температурой конденсации Т > t. Конденсат последнего выводится из межтрубного пространства кипятильника.

В аппарате с частичным ТН (ЧТН) лишь часть образующегося в кипятильнике 1 пара сжимается в инжекторе 2 за счёт подачи потока D₀ пара высокого давления (рисунок 4.1а). Здесь очевидны недоиспользование пара низкого потенциала (поток (W-D_в) отводится с установки) и значительный подвод свежего пара (поток D₀ в инжектор). Тем не менее, как будет показано ниже, этот вариант ТН может при определённых условиях конкурировать с полным ТН (ПТН), изображённым на (рисунок 4.1б). В последнем случае весь образующийся в кипятильнике пар сжимается в турбокомпрессоре 2 до давления греющего пара р и используется для испарения потока подаваемой жидкости W.

Принципиально важным здесь является ответ на вопрос: хватит ли потока вторичного пара W после его сжатия до давления Р. чтобы обеспечить подогрев потока подаваемой жидкости W до температуры кипения при давлении р и полное испарение этого потока.

Ответ на этот вопрос найдём, записав (без учёта теплопотерь в окружающую среду) тепловой баланс для пространственного контура I (кстати, одинакового для всех вариантов ТН, в том числе и для частичного ТН), позволяющий определить необходимый поток греющего пара D:

откуда

Здесь с - теплоёмкость воды (она мало изменяется с температурой; поэтому принята одинаковой для поступающей воды и конденсата); i и h - энтальпии насыщенных паров - вторичного и греющего; r* = i - ct и r** = = h - сТ - теплоты парообразования (конденсации) вторичного (давление р) и греющего (давление Р) пара, соответственно.

После сжатия в компрессоре пар получается перегретым (рисунок 4.2, т.З на диаграмме Р,р- h,i);

Его температура Т_п больше температуры Т сухого насыщенного пара (т.4).

Энтальпия перегретого пара h" = h + С_п(Т_п - Т), где С_п - теплоёмкость пара, равная 1.98 кДж/(кг К).

Из (1) следует, что при подаче в кипятильник исходной воды с температурой кипения (t₁ =t ), тем более при t < t, поток сжатого пара W меньше необходимого потока греющего пара D, т.к. с ростом давления теплота парообразования (конденсации) понижается - см. рисунок 4.2:. Поэтому для полного испарения потока исходной воды W к сжатому вторичному пару требуется, как правило, добавить дополнительный поток D₊ свежего греющего пара. Его можно найти из теплового баланса узла смешения



Анализ формул (2) и (3) показывает, что величина D₊> 0 при t₁<t. При t₁~t величина D₊=0 за счёт теплоты перегрева сжатого пара, хотя его поток W, безусловно, меньше необходимого потока D греющего пара.

Дополнительный поток D₊ может быть уменьшен или совсем исключён путем усовершенствования ТН.

Оно заключается в дросселировании конденсата (он находится при давлении Р и температуре кипения Т) греющего пара до давления вторичного пара р; на рисунке 4.2 эта операция изображается вертикалью 5-6. Как видно из рисунка 4.2, в результате дросселирования получается влажный пар (с температурой t), смещённый к состоянию кипящей жидкости при давлении р. Сухой пар (его доля X во влажном паре, иначе - степень сухости последнего, невелика, но заметна) можно направить на сжатие в компрессор 2, добавив к основному потоку W. Это позволяет в значительной мере скомпенсировать дополнительный поток греющего пара D₊. Такой тепловой насос назван нами [14]компенсирующим - КТН. Он отличается от обычного полного ТН наличием дроссельного вентиля 3 и сепаратора 4 {рисунок 4.1в).

Анализ модельной схемы КТН будем вести с обусловленными выше допущениями. Тепловой баланс для пространственного контура I идентичен рассмотренному для схемы на рисунке4. 1б и приводит к выражению (1). Тепловой баланс для пространственного контура II, охватывающего дроссельный вентиль (в нём не происходит изменения энтальпии) и сепаратор, имеет вид:

Отсюда находим степень сухости пара X и его поток DX, направляемый на сжатие

В случае самоиспарения перегретой воды величина X реально близка к 0,05; в случае органических жидкостей она может превышать 0,1 [14]

Из материального баланса узла III видно, что в компрессоре теперь сжимается поток пара W+DX. Из теплового баланса узла IV можно найти дополнительный поток пара, необходимый чтобы обеспечить подогрев потока подаваемой жидкости W до температуры кипения при давлении р и полное испарение этого потока:

Анализ формулы (8) приводит к выводу, что при питании кипятильника водой при температуре кипения получается D₊< 0. Это означает, что в рассматриваемом случае не только не требуется дополнительного пара, но даже появляется возможность отводить некоторое количество пара (-D₊ ? Е) стороннему потребителю, как показано штриховой линией на рисунке 4.1в. Либо можно подавать в кипятильник воду ниже температуры кипения в соответствии с формулой (7) при D₊ - 0.

Оптимальный (с точки зрения теплоиспользования) ТН (ОТН) отличается от КТН наличием сепаратора 5( рисунок 4.1г), в котором перегретый пар (после сжатия пара в турбокомпрессоре 2) барботирует через конденсат греющего пара, находящийся при давлении Р и температуре кипения Т, с испарением части конденсата. За счёт этого испарения получаемый поток Д" сухого насыщенного греющего пара становится больше необходимого для проведения данного процесса потока D греющего пара и появляется возможность отводить некоторое количество пара на сторону - поток Е, показанный на рисунке штриховой линией. Либо можно подавать в кипятильник воду, заметно недогретую до температуры кипения.

Поток избытка Е пара высоких параметров и другие материальные потоки этой схемы ТН можно найти на базе материальных (МБ) и тепловых (ТБ) балансов для различных узлов и аппаратов на рисунке 4.1г. Приведём основные вехи технологического расчёта, полагая как и ранее с, С_п = const.

ТБ для контура I, необходимый для определения расхода греющего пара D, совпадает с записанным выше; поэтому D рассчитывается по (1).

МБ для контура II позволяет определить поток насыщенного пара высокого давления D" из сепаратора 5:



В расчётные уравнения входит температура перегретого пара Т_п после компрессора. Определим её с учётом адиабатического КПД з_ад последнего, используя диаграмму состояния рабочего тела h-s. Найдя по диаграмме (известны состояние пара перед сжатием и давления р,Р) удельную адиабатическую работу сжатия L_ад= h* - i, рассчитываем реальную работу сжатия: L =L_ад/з _ад=h'' -i. Откладывая в диаграмме (на кривой Р) энтальпию h " фиксируем точку состояния рабочего тела после сжатия и его параметры, включая Т_п (подробнее см. [14]). Например для водяного пара при t=100 °C,p = 0.1 МПа, Р = 0,25МПа и з_ад = 0,7 имеем: Т_п = 230 °С. Перегрев при политропном сжатии Т_п- Т = 97 °С; это значит, что реальная теплота перегрева пара C_п (T_n-T) = 190 кДж/кг составляет заметную долю от теплоты парообразования греющего пара г** = 2370 кДж/кг. Эти цифры говорят о вполне значимой добавке пара при использовании и учёте теплоты его перегрева.

Перед сравнением различных вариантов ТН несколько соображений о подходе к оценке их эффективности.

Одним из типичных примеров использования принципа теплового насоса являются машины умеренного охлаждения. Для их оценки и сопоставления введено [15,16,17] понятие о холодильном коэффициенте е_х, выражающим количество холода, производимого в испарителе, приходящееся на единицу затраченной адиабатической работы:

Таблица 4.1

Для тепловых насосов, предназначенных для повышения потенциала пара с целью последующей передачи теплоты q при температуре Т_в верхнего источника более целесообразен коэффициент эффективности тепловых насосов (е), называемый также коэффициентом преобразования. [5]:

Коэффициент эффективности ТН е, как и холодильный коэффициент е, в определённом смысле характеризует термодинамическое совершенство реализуемого теплового насоса: чем выше е, тем выгоднее данный вариант теплового насоса. Разумеется, сравнение вариантов ТН следует проводить при одинаковых уровнях и перепадах температур, поскольку е, как и е _х в значительной степени зависит не только от перепада температур, но и от их уровня.

На рисунке 4.4 приведено сравнение коэффициентов эффективности полного ТН (теоретического и реального) в области температур от 100

до 150 °С. В качестве нижнего температурного уровня t_н выбрана температура 100 °С, соответствующая водяному пару, получаемому из воды при атмосферном давлении. Теоретический (для идеального ТН) коэффициент эффективности ТН рассчитывали по формуле, аналогичной для е_х в случае идеальной холодильной машины:

В реальных условиях работы ТН коэффициент эффективности ТН рассчитывается по левой формуле (18), причем работа сжатия 1 кг водяного пара может быть рассчитана с помощью энтальпийно-энтропийной диаграммы h,i - S водяного пара как разность энтальпий конечного и начального состояний (h" - i) или (h* - i)/з_ад (рисунок 4.5). С учётом механического к.п.д. компрессора з_мех работа сжатия равна:

При расчётах по формуле (22) принята С_п -1,98 кДж/(кгК); з_ад = 0,78; з_мех =0,9; i = 2676 кДж/кг. Результаты расчёта е_р при давлениях Р= 2 , 3 и 4 ата приведены в таблице 4.1.

Из рисунка4. 4 видно, что коэффициент эффективности реального ТН составляет 65 -- 70 % от теоретического коэффициента эффективности ТН, что близко к произведению двух коэффициентов з_ад * з_мех равному 0,702.

С увеличением разности температур (давлений) коэффициент эффективности ТН (коэффициент преобразования) е_р закономерно уменьшается, оставаясь достаточно высоким.

При оценке эффективности применения ТН необходимо учесть большую стоимость единицы электроэнергии (для работы турбокомпрессора) по сравнению с тепловой в виде греющего пара. По данным различных заводов РФ коэффициент К, равный отношению цен за единицу электроэнергии и тепловой в виде пара давлением до 1 МПа, колеблется в широких пределах (от 3 до 6). С учётом этого соотношения экономический коэффициент эффективности ТН будет в К раз меньше: е_эк = е_р /K. Расчёт е_эк для ПТН и КТН с учётом формулы (22) дает одинаковый результат в расчёте на 1 кг сжимаемого в турбокомпрессоре пара. Однако при сравнении эффективности применения ПТН, КТН и ОТН необходимо учесть долю свежего пара d?D₊ / D, дополнительно подаваемого, как правило, в аппарат с ПТН и, наоборот, отводимого с установки в случае КТН и ОТН. Тогда экономический коэффициент эффективности е_эк при работе с ПТН, КТН и ОТН по сравнению с работой кипятильника без ТН может быть рассчитан по формуле:

Здесь е_р рассчитывается по формуле (22), но без учёта теплоты перегрева паров, так как последняя учтена при расчётах D₊ из тепловых балансов узлов смешения (контур II на рисунке 4.1б и контур IV на рисунке 4.1в).

Результаты расчётов е_эк по формуле (23) совместно с (3), (8) и (12) при условии t₁=t, р=0,1 МПа и Р=0,25МПа и различных значениях К представлены на рисунке 4.6.

При работе без ТН подаётся только свежий пар (d = 1) и, естественно, величина е_эк = 1.

Для частичного теплового насоса экономический коэффициент эффективности не зависит, естественно, от соотношения цен К за единицу электроэнергии и тепловой в виде пара. Он полностью определяется коэффициентом инжекции U = D_в/D_o и возможным отличием цен на пар высокого давления и рабочего, характеризующимся коэффициентом К_п.



На ряде предприятий РФ цена за 1 кг пара при давлениях от 0,3 до 1 МПа одинакова, тогда К_п = 1.

Так как D = D₀ + D_в = D₀ (1+U), то D/D_o = 1+U, a коэффициент преобразования для ЧТН :



При U = 0.6 и принятом К_п = 1 на рисунке 4.6 получим горизонтальную линию, пересекающую е_эк для других вариантов ТН при значениях К > 5,5-5,8. Это свидетельствует, что турбокомпрессоры в схемах ТН выгодно применять при не очень большом соотношении цен за единицу электроэнергии и тепловой (менее 5). При значениях К > 6 в случае одинаковых цен на пар высокого и среднего (рабочего) давлений экономически более выгодным может оказаться частичный ТН.

При К < 5 наиболее выгодным является ОТН. Совсем немного (по величине е_эк примерно на 1 %) уступает ему КТН и чуть больше - ПТН (примерно на 6%).Однако в последних двух случаях обогрев кипятильника производится перегретым паром, что приводит к ухудшению условий теплопередачи. Поэтому схему ОТН следует считать наиболее целесообразной.

Штриховой линией на рисунке 4.6 показана зависимость е_эк от К для ПТН без учёта теплоты перегрева паров после сжатия. Видно, что доля последней составляет 5 - 7 % от полной энтальпии пара и пренебрегать ею не следует. Однако для эффективного использования этой теплоты перегрева следует применять полное внутреннее охлаждение паров в сепараторе высокого давления, как это показано на рисунке 4.1г.

Сравнение эффективности применения ТН в процессах выпаривания, дистилляции и ректификации может быть проведено по той же канве.

Задачей данных патентных исследований является поиск информации об энергосберегающих технологиях и оборудовании для энергосбережения в процессах кристаллизации растворов солей и, в частности, сульфатов.