Технологический расчет аппаратуры для выщелачивания руды с последующим разделением пульпы в сгустителе и нагревом жидкой фазы в теплообменнике

Тема: Технологический расчет аппаратуры для выщелачивания руды с последующим разделением пульпы в сгустителе и нагревом жидкой фазы в теплообменнике

Содержание

Аннотация

The Summary

. Введение

. Общие сведения

. Технологический расчет

.1 Исходные данные для расчета

.2 Расчет реактора для выщелачивания

.2.1 Габаритные размеры реактора

.2.2 Размер перемешивающего устройства

.2.3 Мощность, необходимая для перемешивания

.3 Расчет производительности нитки реакторов и выбор мешалки разбавления

.3.1 Производительность непрерывно действующей установки

.3.2 Выбор мешалки разбавления

.4 Расчет и выбор сгустителя

.4.1 Расчет площади осаждения

.4.2 Высота сгустителя

.5 Расчет и выбор теплообменника

.5.1 Производительность теплообменника

.5.2 Температурные условия процесса

.5.3 Расход тепла на нагрев слива сгустителя

.5.4 Выбор конструкции теплообменника

.5.5 Приближенный расчет

.5.6 Уточненный расчет поверхности выбираемого теплообменника

. Библиографический список

1. Введение

Гидрометаллургия нашла широкое применение в производстве алюминия (глинозема), золота, цинка и других металлов. Гидрометаллургические процессы осуществляются при температурах от комнатной до 300 - 400. Их можно разделить на следующие основные операции:

. Выщелачивание, т.е. процесс перевода химических соединений основного металла из руд и концентратов в растворы с использованием селективно-действующего растворителя и концентрированием пустой породы в кеках.

. Сгущение, т.е. осаждения твердых частиц под действием силы тяжести в жидкой среде, часто пользуются для разделения различных видов суспензий.

. Фильтрация, представляет собой наиболее эффективное разделение полидисперсных пульп, нежели сгущение, так как в отфильтрованном материале жидкой фазы остается значительно меньше, чем в сгущенном.

. Извлечение полезного компонента (основного металла).

2. Общие сведения

В зависимости от физических свойств поступающего на выщелачивание материала, процесс может быть организован агитационным или проточным (перколяционным) способами. При агитационном способе выщелачиваемый материал интенсивно перемешивается в растворителе; при проточном способе через неподвижный слой выщелачиваемого материала проходит растворитель. Выбор аппаратов и схем выщелачивания зависит от кинетики растворения, характеризующейся тремя основными стадиями:

. внешнедиффузионной, определяемой скоростью отвода продуктов от поверхности частицы через пограничный слой;

. внутридиффузионной, определяемой скоростью отвода продукта реакции от поверхности растворяющегося вещества;

. химической, определяемой скоростью химического взаимодействия продуктов реакции.

Как правило, для пористых материалов, содержащих легко растворимые вещества, наиболее приемлемо проточное выщелачивание, для трудновскрываемых - агитационное.

Проточное выщелачивание осуществляется в диффузорах и ленточных выщелачивателях. Процесс выщелачивания в этих аппаратах организовывается по противоточной схеме. Особенность его состоит в изменении концентрации и температуры растворителя по длине аппарата. Кроме того, применяются так называемые перколяционно-агитационные. Первый тип аппаратов предусматривает проточное выщелачивание с одновременным перемешиванием материала. Выщелачивание в них организуется методом противотока. К таким аппаратам относятся трубчатый и вертикальный выщелачиватели.

Агитационное выщелачивание предусматривает интенсивное перемешивание выщелачиваемого твердого материала с растворителем. Агитационное выщелачивание может осуществляться одновременно с мокрым размолом в шаровых или стержневых мельницах, а также различного типа мешалках и автоклавах.

В гидрометаллургии широкое распространение нашли различные типы механических мешалок, состоящие из одной или нескольких пар лопастей различной формы, закрепленных на валу, который вращается через привод от электродвигателя.

При выборе мешалки следует учитывать два основных фактора: расход энергии и эффективность перемешивания.

Цепные мешалки конструктивно очень просты и широко распространены на гидрометаллургических заводах. Они применяются для поддержании равномерного отношения Ж:Т различных пульп; осуществления химических процессов при наличии значительных количеств твердого вещества в пульпах; суспендирования твердых веществ значительной плотности, взмучивания осадков и др.

Устройство лопастных мешалок наиболее простое. Они выполняются из полосовой или угловой стали. Лопасти устанавливаются перпендикулярно или наклонно к направлению их движения. Такие мешалки бывают одно- и многолопастные, рамные планетарные с отражательными перегородками или без них.

При необходимости создания интенсивной циркуляции перемешиваемой жидкости применяются пропеллерные мешалки. Они обычно имеют три лопасти, изогнутые по профилю судового винта; в зависимости от высоты слоя жидкости на вертикальном валу устанавливается один или несколько пропеллеров.

Турбинные мешалки применяются для создания весьма интенсивной циркуляции жидкости или суспензии, для тонкого диспергирования и в сочетании с барботером для процессов взаимодействия газа с жидкостью.

Также широко распространены барабанные, дисковые, якорные и ленточные мешалки.

Промышленные пульпы или суспензии - это неоднородные, или гомогенные, системы, состоящие из двух или нескольких фаз. Фазы, составляющие систему, могут быть отделены одна от другой механически. Как правило, все технологические процессы связаны с разделением жидких неоднородных систем. Выбор метода их разделения обуславливается главным образом размерами частиц, разностью плотностей дисперсной и жидкой фаз, а также вязкостью жидкой фазы.

В зависимости от размеров твердых частиц суспензии или пульпы условно подразделяют на грубые (размер частиц более 100мкм), тонкие (100-5мкм) и мути (0,5-0,1 мкм).

В настоящее время для процесса разделения суспензии или промывки шлама широко применяются непрерывно действующие гребковые сгустители. Они снабжены тихоходной гребковой мешалкой, работающей со скоростью 0,1-1,0 об/мин. Диаметр таких сгустителей обычно не превышает 18 м. Гребковые отстойники позволяют получать осадки равномерной плотности, регулируемой в некотором диапазоне путем изменения производительности. Обезвоживание осадка улучшается вследствие

медленного перемешивания сгущенной суспензии гребками. Основным недостатком подобных сгустителей является громоздкость конструкции, что требует значительных затрат на возведение больших зданий. С целью экономии производственных площадей в промышленности внедрены многокамерные (многоярусные) сгустители. Очень часто в гидрометаллургических процессах слив сгустителя собирается в буферную емкость, откуда насосами подается в теплообменник для нагрева. Теплообменники конструктивно подразделяются на двух-, четырех-, шестиходовые.

3. Технологический расчет

 

.1 Исходные данные для расчета

Для организации непрерывного процесса выбирается каскад реакторов, состоящий из четырех аппаратов. Объем заполнения каждого по заданию  Вязкость пульпы при температуре выщелачивания -  и плотность - . Измельченная руда имеет частицы (наибольший размер) - . Плотность руды - . Время выщелачивания - . Пульпа в мешалке имеет отношение жидкой фазы к твердой (Ж:Т) А=2,5:1 по массе. После выщелачивания пульпа подается в мешалки разбавления и разбавляется до отношения (Ж:Т) В=18:1. Разбавленная пульпа поступает в сгустители. Диаметр наименьшей частицы, подлежащей осаждению - . Вязкость пульпы при температуре отстаивания - . Влажность шлама, полученного в результате сгущения - С=69%. Концентрация твердого в пульпе, поступающей на сгущение - К=11,1%. Среднее разбавление в зоне сгущения Ж:Т=1,5:1. Уплотнение суспензии в зоне сгущения происходит за 15 часов.

Слив сгустителя, поступающий в теплообменник, имеет температуру -  и нагревается в теплообменнике до .

3.2 Расчет реактора для выщелачивания

 

.2.1 Габаритные размеры реактора

Для механического перемешивания наиболее часто употребляются емкости с соотношением диаметра и высоты равным единице, т.е. .

В расчете приняты следующие обозначения:

D - диаметр реактора;

- высота заполнения реактора пульпой;

- геометрическая высота;

 - объем, заполненный пульпой;

 - геометрический или полный объем реактора.

Поскольку значение отношения высоты заполнения реактора к его диаметру - величина приближенная, для расчета принимаем высоту заполнения, как для цилиндрической емкости. Тогда объем заполнения . Отсюда

.

Диаметр реактора примем равным ближайшему диаметру стандартного реактора. Таким образом, D=1,8м.

Высота заполнения реактора:

выщелачивание перемешивающий осаждение температурный

.

Проверка расчета .

Высота емкости:

где  - коэффициент заполнения, .

Таким образом, примем для реактора емкость со следующими основными параметрами: D=1,8м;.

Исходя из гидродинамического подобия, в процессах перемешивания диаметр и пропеллерной, и турбинной мешалок (мешалок, создающих интенсивное перемешивание) связаны с диаметром емкости реактора соотношением . Тогда . Из таблицы стандартных значений принимаем d = 0,5 м.

 

.2.3 Мощность, необходимая для перемешивания

Для нахождения значения критерия Re воспользуемся уравнением критериев и симплексов подобия:

,

где С, k, l, m ,n - коэффициенты для различных типов мешалок;

Ga - критерий Галилея;

 - симплексы подобия;

- диаметр наибольшей частицы в выщелачиваемой пульпе, .

Граничные условия применимости уравнения:

;

;

;

.

Значения коэффициентов для пропеллерной и турбинной мешалок:

Таблица 1.

Мешалка	С	k	l	m	n
Пропеллерная	0,105	0,60	0,80	0,40	1,90
Турбинная	0,250	0,57	0,37	0,33	1,15

Определим значения критериев и симплексов подобия:

;

;

;

Найденные величины критериев и симплексов подобия лежат в пределах применимости критериального уравнения.

Критерий Re для пропеллерной и турбинной мешалок соответственно:

Тогда частота вращения пропеллерной и турбинной мешалок соответственно:

.

Расчетная мощность, затрачиваемая на преодоление сопротивления среды при перемешивании,

,

где  - коэффициент мощности по графику зависимости (Re) для определенного типа мешалок, в данном случае для пропеллерной мешалки , для турбинной - .

Тогда для пропеллерной и турбинной мешалок соответственно:

кВт;

кВт.

Так как мощность пропеллерной мешалки меньше, чем турбинной, то для ведения процесса, выберем пропеллерную.

Установочная мощность:

,

где  - коэффициент запаса, учитывающий момент инерции и другие потери в процессе перемешивания,;

 - суммарный КПД двигателя и редуктора, .

Таким образом, кВт.

В результате расчета выбираются четыре стандартных реактора, последовательно соединенные в непрерывно действующую технологическую нитку. Основные технические характеристики реакторов приведены в табл.2.

Таблица 2.

Технологическая нитка	Число реакторов	Емкость			Перемешивающее устройство
		D, м	H,м	V,м3	d, мм	n, мин-1	Ny, кВт	Np, кВт
1	1,8	2,6	6,3	600	125	3,23	5,5

3.3 Расчет производительности нитки реакторов и выбор мешалки разбавления

 

.3.1 Производительность непрерывно действующей установки

Производительность установки определяется:

,

где n - число реакторов,

 - время выщелачивания.

Для данных условий: или

Поскольку отношение фаз в процессе выщелачивания Ж:Т=2,5:1, то масса одной части:14191:3,5=4054,6; соответственно при разбавлении пульпы до Ж:Т=18:1 производительность установки 4054,6:19=77037,4 или 77,0374 .

 

.3.2 Выбор мешалки разбавления

Для процесса разбавления пульпы выбирается цепная мешалка, по производительности (объему) ближайшая большая по каталогу. Основные технические данные выбранной мешалки представлены в табл.3.

Таблица 3.

3.4 Расчет и выбор сгустителя

 

.4.1 Расчет площади осаждения

Расчет будем вести по методу Стокса по скорости осаждения наименьшей частицы, подлежащей осаждению:

.

При плотности среды  и её вязкости :

.

Поскольку метод Стокса применим только при , то необходимо проверить расчет по критерию .

Тогда .

Действительная скорость осаждения за счет соударения частиц в зоне стесненного осаждения принимается в 2 раза меньшей, чем расчетная. Тогда:

.

Необходимая площадь осаждения:

,

где  - часовая производительность по исходной пульпе, ;

 - концентрация твердого в исходной пульпе, =11,1%;

 - концентрация твердого в сгущенном шламе, =31%.

Плотность пульпы в граммах на кубический сантиметр:

,

где р=[(Ж:Т)+1]-1.

p=0,05

Таким образом,

.

Диаметр сгустителя вычислим по формуле:

.

Принимаем сгуститель по каталогу с диаметром 9 м. Окончательный выбор производится после проверки по высоте сгустителя.

3.4.2 Высота сгустителя

Сначала определим относительную плотность пульпы в зоне сгущения:

,

где  - относительная плотность твердой фазы;

n - отношение жидкого к твердому в зоне сгущения.

Вычислим 1,31

Весовая концентрация пульпы в зоне сгущения:

 твердой фазы / кг пульпы.

Следовательно, 1м3 сгущенной пульпы содержит 1310·0,4=524кг или 0,524т твердой фазы.

Масса твердой фазы:

Теперь определим, сколько твердой фазы осаждается на 1 м2 поверхности сгустителя: 8,5512/(0,785·92)= 0,13 т/(м2·ч), а учитывая, что время уплотнения 15 часов, получим: 0,13 ·15=1,95т/м2.

Высота зон свободного () и стесненного () осаждения рассчитываем делением количества твердого, осаждающегося на 1 м2 площади осаждения и содержащегося в 1м3 сгущенной пульпы:

+=1,95/0,524= 3,72м.

Высота зоны питания  (осветленного раствора или зоны слива) принимается в пределах 0,45-0,75м. Примем =0,5м.

Высота зоны работы гребков  зависит от наклона лопастей ко дну отстойника и относится к 1 м радиуса сгустителя. В данном случае примем 0,146м на 1м радиуса, тогда:

h4=0,146·4,5= 0,657 м.

Таким образом, полная высота сгустителя:

Н=+++=0,5+3,72+0,657 = 4,877м.

Стандартный сгуститель с центральным приводом диаметром 9м имеет высоту 4,9 м. Очевидно, что выбранный сгуститель обеспечивает уплотнение в зоне сгущения и может быть принят.

Таблица 4 . Техническая характеристика сгустителя.

Технологическая нитка	Число сгустителей	D, м	Sосажд, м2	Полезный обьем, м3	H, м	Скорость гребков, об/мин	Мощн. двиг. кВт	Масса сгуст. т
1	1	63,50	216,0	4,9	0,5	4,5	32,92

3.5 Расчет и выбор теплообменника

 

.5.1 Производительность теплообменника

Слив сгустителя из сборного бака по аппаратурно - технологической схеме подается на нагрев до заданной температуры в теплообменник.

Производительность по сливу можно определить как разность между производительностью по исходной пульпе сгустителя производительностью сгустителя по сгущенному шламу.

Производительность по шламу зависит от содержания твердой фазы в пульпе (Х=8551,2кг/ч) и влажности сгущенного продукта или содержания твердого в нем:

Тогда производительность по сливу:

 

.5.2 Температурные условия процесса

Для достижения нагрева слива от  до  предполагается использовать насыщенный отработанный пар давлением , содержащий 0,5% воздуха. Температура конденсации этого пара . Температурная схема процесса имеет вид:

 

Тогда . Т.е. больше.

Средняя разность температур:

Средняя температура слива сгустителя:

.

 

.5.3 Расход тепла на нагрев слива сгустителя

Поскольку слив сгустителя представлен слабощелочным раствором, физические и теплотехнические свойства которого мало отличаются от свойств воды, с некоторым допущением можно принимать необходимые параметры слива равными аналогичным параметрам воды.

Расход тепла на нагрев:

,

где  - удельная теплоемкость слива сгустителя при 74,240С.

Расход греющего пара с учетом потерь тепла (5%) и влажности пара (5%):

,

где r =2286 кДж/кг - удельная теплота парообразования или конденсации пара.

 

.5.4 Выбор конструкции теплообменника

Условно принимаем Re=15000 и определим по значению Re и скорости движения жидкости по трубам число этих труб, приняв диаметр трубы 25х2 мм (где 2 - толщина стенки, мм). Из формулы для Rе получим действительную скорость осаждения:

и затем число труб:

Из условия, что для процесса теплопередачи от конденсирующегося пара к воде при вынужденном движении коэффициент теплопередачи К изменяется в пределах 800-3500 , принимаем ориентировочно К=1000. Тогда

Выбираем кожухотрубный черырехходовой теплообменник с числом труб в одном ходе 175,5 (общее число труб 702) и с внутренним диаметром кожуха 1000 мм, поверхностью теплообмена  и длиной труб 4000 мм.

3.5.5 Приближенный расчет

Для слива при t = 74,24 оС критерий Прандтля Pr = 2,2, по номограмме найдем значение критерия Nu для нагревающейся жидкости в зависимости от Re. Nu =54.

Коэффициент теплоотдачи для слива сгустителя определим из критериального уравнения:

,

где λ = 0,67  - коэффициент теплопроводности слива сгустителя.

Для расчета теплоотдачи конденсирующегося греющего пара по уравнению:

,

необходимо знать длину труб L (4м).

Коэффициент ε - коэффициент, зависящий от числа труб в вертикальном ряду, для шахматного расположения труб ε = 0,57; εг - коэффициент, зависящий от содержания воздуха в паре, εг = 0,6; λ = 67,8·10-2  для воды при 89,3Со; ρ = 975 кг/м2 для конденсата при 89,3 Со; μ = 340·10-6 Па·с.

 

.5.6 Уточненный расчет поверхности выбираемого теплообменника

Термическое сопротивление стенки теплопередачи и загрязнений на ней:

/Вт

где: и  принимаются одинаковыми и равными  с одной и другой стороны стенки; δ = 0,002 м - толщина стенки трубы; = 46,5  - теплопроводность стенки

Коэффициент теплопередачи по уточненным данным:

Требуемая поверхность теплообменника:

Принятый в расчете теплообменник с площадью теплообмена 218 м2 и длиной трубы L = 4 м, имеет запас поверхности теплообмена 9,6% и может быть принят к установке.

Необходимо проверить допущение, принятое в расчете: . Для этого по уравнению Ньютона-Фурье определим температуру стенки.

Удельная тепловая нагрузка  или , с другой стороны, . Тогда:

;

;

Отсюда:

.

Для слива сгустителя при температуре 74,24 Со Pr = 2,2, а для 82,1 Со, Pr = 1,8.

Тогда:

Для данного режима работы теплообменника и в этих условиях отношение  вполне допустимо.

Средняя температура стенки (87,52 + 82,1)/2 = 84,81 С0, что на 4,49 Со, отличается от максимальной температуры теплообменника.

На основании расчета выбирается кожухотрубный теплообменник с трубами диаметром 25×2 мм и шагом труб 32 м.

Таблица 5. Техническая характеристика сгустителя.

Технологическая нитка	Число теплообм.	Площ. теплообм. м2	Диаметр кожуха, мм	Длина труб, мм	Число ходов	Число труб в одном ходе
1	1	218	1000	702	4000	4	175,5

4. Библиографический список

1. Еремин Н.И., Наумчик А.Н., Казаков В.Г. «Процессы и аппараты глиноземного производства». М.: Металлургия, 1980. 360 с.

. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М.: Химия, 1973. 754 с.

. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Л.: Химия, 1987. 576 с.