автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Энергосберегающее аппаратурное оформление дистилляции аммиака в производстве соды

Харківський державний політехнічний університет

На правах рукопису

Воронін Анатолій Васильович

Енергосберігаюче апаратурне оформлення дистиляції аміаку у виробництві соди

05.17.08 - процеси,машини та апарати хімічних та нафтопереробних виробництв

Автореферат дисертації на здобуття наукового ступеня кандидата технічних наук

Харків - 1995

Дисертацією є рукопис.

Робота виконана у Харківському науково-дослідному інституті основної хімії (НДІОХІМ).

Провідна організація: Український науково-дослідний інститут хімічного машинобудування (УкрНДІХімМаш), м. Харків, о-О

Захист відбудеться: £3.” у 7 1995 р. о годині на

засіданні спеціалізованої вченої ради К 02.09.09 у Харківському державному політехнічному університеті (310002, м. Харків, МСП, вул. Фрунзе 21).

З дисертацією можна ознайомитися в бібліотеці Харківського державного політехнічного університета. .

Автореферат розісланий 1995 р.

Наукові керівники:

доктор технічних наук, професор Ткач Григорій Анатольович

доктор технічних наук Зозуля Олександр Федорович

Офіційні опоненти:

доктор технічних наук, Перцев Леонід Петрович

кандідат технічних наук, доцент Кошельник Вадим Михайлович

Вчений секретар спеціалізованої вченої ради

Якименко Г.Я.

Загальна характеристика роботи

Актуальність роботи.

Головним напрямком зниження негативного впливу содового виробництва на навколишнє середовище є його комбінування з виробництвом хлоріду кальція. Але такі виробничі комплекси є виключно енергомісткими, що пов’язано з необхідністю випаровувати велику кількість рідини. В той же час, майже половина тепла, використанного у содовому виробництві, втрачається разом з відходом, так званою ди-стилерною рідиною, викид якої перевищує 10 т на 1 т соди. Втрат тепла додає також те, що під час регенерації аміаку застосовується гострий пар, а це призводить до підвищення об’єму дистилерної рідини майже на 15 відсотків та втрати конденсату. Рекуперація теплоти дистилерної рідини та генерація з неї пару ускладнена тим, що ця рідина швидко створює нашарування гіпсу на теплообмінних поверхнях та блокує процес теплопередачі.

Іншим джерелом втрат енергії є незадовільне використання вапна, випалення якого потребує багато тепла. Це мас місце в наслідок того, що за сучасною технологією достатньо повна регенерація аміаку на стадії дистиляції може бути досягнена лише за наявності надлишка гідроксида кальція в дистилерній рідині. Але за ціх умов меньш активні, ніж гідроксид кальція, складові вапна зовсім не використовуються.

Таким чином, удосконалення апаратурного рішення стадії дистиляції у содовому виробництві з метою використання тепла дистилерної рідини та ступеню використання вапна є нагальною потребою. Ця нагальність лише підкреслюється стрімким зростанням цін на енергетичні ресурси та паливо.

Мета роботи.

Вдосконалення апаратури стадії дистиляції содового виробництва за рахунок вивчення умов ціноутворення, бризковиносу та десорбції аміаку під час випаровування дистилерної рідини та застосування цих досліджень для проектування апаратів миттєвого випаровування, а також дослідження умов використання малоактивних складових вапна під час дистиляції та розробки апарату, що реалізує цей процес.

Методи досліджень.

В работі використовувалися методи фізичного та математичного моделювання досліджуваних процесів. Під час роботи з фізичними моделями, хімічні аналізи виконувалися з застосуванням об’ємних, вагових методів, методу потенціометричного титрування, методу вивчення структури потоків за допомопо зняття кривих відгуку, тощо. Матема-

тичне моделювання виконувалося за допомогою ЕОМ, диференційні рівняння вирішувалися методом прогону.

Наукова новизна.

Вперше вивчена залежність висоти піни та бризковиносу від напруги парового простору по випареній воді під час самовипаровування дистилерної рідини;

, — вивчена десорбція аміаку під час самовипаровування дасги-лерної рідини; ,

— досліджена залежність вмісту малоактивних складових від розміру частинок вапняної суспензії;

— вивчена залежність ступеню використання вапна від лужності розчину;

— вивчена кінетика та отримана математична модель взаємодії крупної фракції вапняної суспензії з хлоридом амонію.

Практична цінність.

Розроблена принципова схема стадії дистиляції содового виробництва, яка дає змогу використовувати пар, генерований з фільтрової рідини, замість гострого пару, використовувати тепло дистилерної рідини та підвищити ступінь використання вапна. Схема впроваджена до проекту реконструкції содового виробництва Стерлітамацького АТ “Сода”;

— розроблена методика проектування реакгора-змішувача для обробки крупної фракції вапняної суспензії дегазованою фільтровою рідиною;

— розроблені наукові основи проектування випаровувачів для використання теплоти дистилерної рідини.

Апробація роботи.

Основні положення та результати дисертаційної роботи доповідались та обговорювались на Міжрегіональній науково-практичній конференції “Регіони в незалежній Україні: пошук стратегії оптимального розвитку”, м. Харків, березень 1994 р., на Міжнародній науково-технічній конференції “Проблеми ресурсо- та природозбереження в енергетиці“, Україна, м. Харків, 11-15 жовтня 1994 р.

Структура та об’м роботи.

Робота складається з вступу, 5-ти розділів, висновків, списку літератури, який містить 90 назв, та додатків. Дисертація викладена на 170 аркушах та містить 22 малюнків та 10 таблиць.

Основний зміст роботи

У першому розділі наведено аналітичний опіяд літератури з питань використання тепла дистилерної рідини та малоактивних складових вапна у процесі дистиляції у содовому виробництві.

Було знайдено, що найбільш досконалим напрямком рекуперації тепла дистилерної рідини є застосування методу її самовипаровування під зниженим тиском з наступною конденсацією пари у так званих апаратах миттєвого випаровування (АМВ). Цей метод дозволяє виключити прямий контакт дистилерної рідини з теплообмінними поверхнями і таким чином підтримувати високу інтенсивність теплообміну досить тривалий термін. У той же час виявилося, що в літературі відсутні дані щодо піноугворення та бризковиносу під час самовипаровування дистилерної рідини, які потрібні для проектування випаровувачів АМВ. Спроби пристосувати для цієї потреби дані, отримані під час експлуатації АМВ опріснювальних установок, призвели до забруднення конденсатів, що, у свою черіу, виключило використання останніх.

Щодо напрямків підвищення використання вапна на стадії дистиляції, то аналіз літератури показав, що цього можна досягти за рахунок зниження лужності у реакторі-змішувачі, де вапняна суспензія змішується з так званою рідиною ТДС - маточним розчином, що залишився після відділення соди, з якого у теплообміннику дистиляції (ТДС) відігнали діоксид вуглецю. Оскільки повна відгонка аміаку з дистилерної рідини можлива лише при високій лужності, яка забезпечується надлишком вапна; відомі методи використовують змішення в два етапи: на першому - з недостачею вапна при відносно низькій лужністі, на другому - з надлишком вапна. Треба одночасно відмітити, що дані щодо ступеню підвищення використання вапна залежно від лужності та кінетики взаємодії малоактивних складових вапна з розчином хлориду амонія відсутні. Це не дозволяє оптимізувати конструкцію та процес у реакторі-змішувачі. До того ж, у відомих процесах не можна, за наявності у рідині ТДС аміаку та низької концентрації хлориду амонія, істотно знизити лужність суміші.

Другий розділ містить лабораторні дослідження піноугворення, бризковиносу та десорбції аміаку під час самовипаровування дистилерної рідини.

Експеременти виконувалися головним чином з синтетичною ди-стилерною рідиною, яку готували з заводської рідини ТДС змішенням з приготованою у лабораторії вапняною суспензією. Контрольні досліди виконувалися з заводською рідиною. Експерементальна установка складалась з скляної труби диаметром 70 мм та висотою 900 мм та обслуговуючого обладнання для створення та підтримання вакууму, вприску дистилерної рідини, вимірювання висоти піни, тощо.

На першому етапі вивчались залежність висоти піни від початкової температури дистилерної рідини, зміни температури під час досліду, концентрації у ній аміаку та хлорид-іону, а -також; походження рідини (тобто заводу, з якого її взято). Було знайдено, що найбільший вплив на досліджувану величину мають температурні параметри та концентрація аміаку. Вплив інших з досліджених параметрів зневажливо малий. Також з’ясувалось, що замість двох параметрів - початкової температури дистилерної рідини та її зміни у досліді - можна ввести один -об’ємна витрата пара. У графічній формі залежність висоти піни від об’ємної витрати пари надана на мал. 1, а від вмісту аміаку - на мал. 2. Математичною обробкою дослідів з вивченням залежності висоти піни від швидкості газового потоку та вмісту аміаку отримано таку формулу:

, Ад = й(ЯШз)й + 0,166*0.«« (1)

.. де: а = 1(Н (3,682 + 0,036 іт0) (2)

■ ¿=2,058-14,7^ (3)

/ та А*- висота пінного шару, м; £Нг£? - питома витрата пару, тобто об’єм пару у кубічних метрах, який випаровується з 1 кг розчину;

. - концентрація аміаку, нд. (нд. - нормальне діленя - прийнята у содовій промисловості одиниця концентрації, яка доірівнює 1/20 еквівалента речовини на 1 л); и> - швидкість газового потоку, м/с.

Температура:

° - 102 *С

Л - 91 *С

° - 79*С

• -71 *С

Мал. 1. Залежність висоти піни від , витрати пара.

О -5-7*0 ■А -: )3-І4°С ..

° - 22-23'С .

Мал. 2. Залежніть висоти піни вія вмісту аміаку.

Як відомо, за нормою у дистилерній рідині міститься до 0,1 нд. аміаку. Під час самовипаровування, аміак частково залишає рідину ра-

зом з парою. Це, у свою чергу, дозволяє підвищити норму по аміаку у вихідній дисгилерній рідині та відповідно знизити витрату пари на дистиляції. Щоб мати можливість кількісно оцінювати це явище, було проведено вивчення процесу десорбції аміаку з дистилерної рідини під час, самовипаровування. Для цього були використані результати першої серії дослідів, під час яких, разом з висотою піни, фіксувалась кількість десорбованого аміаку. Ці дані були математично оброблені, причому в якості основи для цієї' обробки було взято рішення дифе-ренційного рівняння матеріального балансу десорбції для випадку періодичного процесу, яке має вигляд:

(4)

. де: та Ох - маси дистилерної рідини до початку га після досліду

відповідно, кг; та хк - вміст аміаку у рідині до та після досліду відповідно, масові долі; к - коефіцієнт Генрі.

Результат обробки отримано у наступному вигаяді:

Яті = 7,569 НШі [ 1 - (1 - 0,00147 Д І) (5)

де: питома кількість десорбованого аміаку, кг/кг; НШі -

концентрація аміаку, н.д.; Д / - зміна температури під час досліду, °С.

У другій серії дослідів отримані вище результати перевірялись за умов, близьких до тих, що мають місце у промисловому апараті, тобто у неперервному режимі (у першій серії досліджувався періодичний режим).

Було знайдено, що розрахунки висоти піни, зроблені по формулі (1), добре співпадають з експерементальними результатами, отриман-ними для неперервного режиму. Щодо десорбції аміаку, то суттєво відмінні умови безперервного режиму призвели до потреби користуватись замість формули (5) наступною:

~ Д / -і/мНъ ^ (^>^98 Д і + 1) (6)

Додатково, у безперервному режимі було вивчено залежність бризковиносу під час самовипаровування від напруги парового простору по випареній воді. Під останнім ми, як звичайно, розуміли відношення об’єму випареної води до об’єму парового простору. Результати цього вивчення наведено на мал. 3. Результати досліджень, описаних у другому розділі, с основою для проектних розрахунків випаровувачів А.МВ.

У третьому розділі наведено результати вивчення реакційної здатності малоактивних складових вапняної суспензії щодо їх реакції з хлоридом амонію.

Як видно з мал. 4, найбільша частина малоактивних складових вапна сконцешрована у частках розміром завбільшки 60 мкм. Частки меньшого розміру складаються майже виключно з активного гідроксиду кальцію. Тому, якщо поділити вапняну суспензію на дві фракції - одну з частками більше, а другу - меньше 60 мкм, та створити для першої відповідні умови, то можна чекати значного росту ступеню використання вапна.

Конкретна кількість вапна, яка може бути додатково використана у такому процесі, залежить від його походження (точніше, складу) та рівню pH, який вдасться досягти у змішувачі. За нашими дослідами, наприклад, на Стерлітамацькому АТ “Сода”, ступінь використання вапна можна підвищити щонайменьше на 6%, що відповідає використанню 1/3 малоактивного кальцію, який зараз скидається в накопичувачі.

Вже у попередніх дослідах було помічено, що швидкість реакції хлориду амонію з фракцією вапняної суспензії >60 мкм суттєво нижче, ніж з активним оксидом кальцію. Тому кінетика розчинення крупної фракції вапняної суспензії в залежності від рівню pH стала предметом спеціального дослідження. Воно виконувалось на спеціальній автоматизованій установці, яка за допомогою автотитратора підтримувала задане значення pH, а кількість розчиненного вапна реєструвалась самописцем. На мал. 5 наведено отримані у дослідах кінетичні криві при температурі 90°С (досліди також проводилися при 60°С). Як можна бачити з мал. 5, термін досягнення рівноваги, практично незалежно від рівню pH та температури, становить 20 - 25 хвилин. Кінцевий ступінь використання вапна зростає з зниженням рівню pH та температури. Кінетичні криві мають дві ділянки: першу - майже вертикальну, яка відповідає розчиненню активного оксиду кальція, та другу, з невеликим нахилом, яка відповідає розчиненню малоактивних складових вапна. Четвертий розділ містить результати математичного моделювання процесу взаємодії дегазованої концентрованної рідини ТДС з фракцією вапняної суспензії >60 мкм у реакторі-змішувачі. Математичне моделювання грунтувалось на дослідженні статики та кінетики цьогопроце-су, які описані у попередньому розділі, та даних щодо структури потоків у реакторі-змішувачі, отриманих на промисловому апараті.

За основу для математичної моделі кінетики було прийняте кінетичне рівняння, яке у диференційній формі має вигляд:

4x1 ЦС^Дх) + 1 -Л2)](1<Н>н._ 10-рн*) (7)

де: ІС,, і та 7 - кінетичні коефіцієнти реакції активних та малоактивних складових вапна відповідно; /\{х) та /г(х) - функції, врахо вуючі зміну швидкості реакції за рахунок зменшення часток суспензії активної та малоактивної складової вапна відповідно; Л(1-хг) -функція, враховуюча зниження рушільної сили реакції малоактивної складової запна з ростом ступеню використання останнього; рНх, рН*

- поточне та у рівновазі рН середовища відповідно; т- час.

х, kt/vt

0 2 4 6 8 ä, ms/m5c

Мал. 3. Залежність бризковиносу від напруги парового простору.

□ - СаО загальний СШ - СаО активний

БО

40

ЗО 100 200 500 d.Kкм

Мал. 4. Розподіл активного та загального СаО во фракціях вапняної суспензії

Мал. 5. Кінетичні криві розчинення вапна.

Коефіцієнти і та Ки 2 залежать від температури. Ці залежності були знайдені математичною обробкою експерементальних даних та можуть бути обраховані по формулам:

=ехр(10,037-319/7);

Киг (1^Ні - 10-рн‘) -Кг- \ф!69 - 723/т (8)

де Т-температура, К.

Остаточно, модель кінетики досліджуваної реакції в інтегральній формі має вигляд:

х= хі* {І- ехр[(10-Рн* - 1 (Кн«) • ехр(10,0373 -319/Т)-г]} +

+ (Л2*-*!*)(! - 1 /(1 + іо^ 77.-:)) (9)

де: хі* - вміст активного оксиду кальцію; хг* - ступінь використання малоактивного вапна, що відповідає рівновазі. Результати розрахунків залежності ступеню використання вапна від часу, зроблені за допомогою математичної моделі (9), були співпоставлені з експере-ментальними даними. Знайдено задовільне співпадання розрахунку з експерементом по взаємодії вапняної суспензії з розчином хлориду амонію, що відповідає по концентрації дегазованій рідині ТДС. Тобто, модель (9) може бути використана як складова частина моделі реакто-ра-змішувача для проведення згаданої реакції у промисловій установці.

Іншою складовою цієї моделі мала стати математична модель структури потоків, для розробки якої були використані результати досліджень на промисловому реакторі-змішувачі Стерлітамацького АТ “Сода”. Ці дослідження велися методом зняття кривих відгуку (так званих С-кривих). До входу реактору миттєво подавався визначений об’єм розчину флуорісцину, та спостерігалось, як він виходить з апарату. За основу моделі структури потоків була прийнята дифузійна модель, параметри якої були розраховані за відомими методиками з використанням вище згаданного експеременіу.

Отримана таким чином математична модель реактора-змішувача має вигляд: .

2,4«Рхі /4№-йх\/йк +1,45-10?(1 - *і)( 1 0-ря - 6,3 • 10-4)0 (10)

2,4(Рх2 /¿А2- Ахг/¿к + 0,382(*2* - *і*)(1 - х2)20 (11)

х = хі±хґ, pH- 10 - 1в{7,4097[(1/£*)-1]} (12)

де: зо та Х2 - ступінь використання активної та малоактивної складових вапна відповідно; Ь - концентрація загального аміаку; А - безрозмірна глибина реактора-змішувача, яка дорівнює відношенню поточної глибини до висоти змішувача Н; 6 - середній час перебування суспензії у змішувачі, який підраховується за формулою в = V/ ,де V

- об’єм змішувача, Q - витрата суміші вапняної суспензії та рідини ТДС.

Мал. б. Ступінь використання вапна по висоті змішувача.

Ця математична модель була використана для оцінки ступеня використання кальцієвої складової фракції вапняної суспензії розміром більше 60 мкм на реакцію з дегазованою концентрованою рідиною ТДС у стандартному реакторі-змішувачі, який звичайно використовується у содовій промисловості. Об’єм цього реактора становить 60 м3, середній час перебування у ньому суспензії - 60 хвилин. Рішення системи диференційних рівнянь (10) - (12) проводилось методом прогонки за допомогою ЕОМ. Результат цього рішення приведено на мал. 6, з якого видно, що ступінь використання вапна спочатку швидко зростає, досягаючи 25% на першому метрі (суспензія у змішувачі рухається зверху вниз). На цій ділянці до реакції вступає вся активна складова, вміст якої у розрахунках прийнятий 18,5%, та кальцієві сполуки з високим pH гідратації. За час проходження решти 8 м до реакції вступає ще приблизно 10% кальцієвої складової вапна. З мал. 6 можна бачити, що не зважаючи на досить великий час перебування, система ще далека від рівноваги (крива на виході з змішувача ще не вертикальна). Це пояснюється значним продольним перемішуванням у реакторі. Так чи інакше, розрахунок показує, що відділення крупної фракції вапняної суспензії та її обробка дегазованою концентрованною рідиною ТДС у стандартному реакторі-змішувачі дає змоіу підвищити ступінь використання вапна у розрахунку на всю потрібну його кількість на 6 - 8%.

П’ятий розділ присвячено перевірці енергосберігаючої схеми дистиляції на стендовій установці, та техніко-економічному обгрунтуванню рекомендацій для промислового впровадження.

Розроблена за результатами дисертації енерготехнологічна схема дистиляції з утилізацією відходів виробництва приведена на мал. 7. На відміну від звичайної, ця схема передбачає поділення рідини, що виходить з ТДС на два потоки. Один, як звичайно, подасться на зміщення з вапняною суспензією, а інший - спрямовують у дегазатор, де з нього видаляють вільний аміак. Дегазовану рідину упарюють у випарному апараті, з метою отримати вторинну пару, яку використовують як у дегазаторі, так і на основній дистиляції. Цей прийом дозволяє зберегти та повернути на ТЕЦ конденсат гріючого пару, який звичайно губиться, а також зменьшити об’єм стічної рідини. До того ж, концентрована рідина ТДС краще реагує з вапном. Концентрована рідина ТДС далі спрямовується у додатковий реактор, де змішується з відділеною гідроцихлоном крупною фракцією вапняної суспензії. У цьому реакторі забезпечується великий надлишок зв’язаного аміаку, тобто хлориду амонію, над кальцієвою складовою вапна. Це сприяє використанню малоактивних складових вапна. Суміш з додаткового реактора-змішувача спрямовується у звичайний, де до неї додається перша частина рідини ТДС та мілка фракція вапняної суспензії. Далі суміш переробляється, як звичайно, у дисгилері, а після нього спрямовується на використання теплоти до каскаду апаратів миттєвого випаровування, та далі, у виробництво хлориду кальцію. Тепло дистилерної рідини використовується на ТБЦ. У виробництві хлоріду кальцію з дистилерної рідини відокремлюється тверда складова, яка переробляється, головним чином, на будівельні матеріали. ..

Найменш вивченою частиною розробленої схеми є дистиляція з дегазацією та частковим концентруванням рідини ТДС. Цей процес було перевірено у дослідах на стендовій установці, збудованій на дослідному заводі НДІОХІМ. Робота проводилась з застосуванням заводських рідин, яких було привезено з Лісичанського содового заводу. Досліди довели, що витрата вапна на дистиляцію за допомогою нової схеми може бути знижена на 12%, а об’єм дистилерної рідини на 20%.

Техніко-економічні розрахунки показали, що за рахунок зниження об’єму дистилерної рідини, витрати вапна та пару на дистиляції та у виробництві хлориду кальцію, використання теплоти дистилерної рідини та повертання конденсату іріючої пари на ТБЦ може бути зекономлено до 3,75 ГДж теплоти та 30 кг вапна на 1 т соди. Це дає змогу, наприклад, в умовах Лісичанського содового заводу отримати економічний ефект у розмірі і 96 млрд. крб. на рік у цінах 1994 року.

-AZi( ' U‘ t)±i Ч1Г'

Принципова енерготсхнологічна .схема диститії з тліщіею відпадів

Розроблена у дисертації схема впроваджена у проект реконструкції содового виробництва Стерлітамацького АТ “Сода”.

Висновки

1. Розроблена та включена до проєюу реконструкції содового виробництва Стерлітамацького АТ “Сода” ресурсозберігаюча апаратурно-технологічна схема стадії дистиляції з переробкою відходів.

2. Запропонована схема перевірена на пілотній установці. Знайдено, що впровадження розробленої схеми дистиляції дозволить зекономити до 12% вапна та знизити об’єм дистшіерної рідини на 20%.

3. З метою отримати дані для розрахунків апаратурного оформлення схеми досліджено процес ціноутворення під час самовипарову-вання дистилерної рідини. Знайдено, що висота пінного шару залежить від кількості випарованої води та вмісту аміаку. Отримані рівняння для розрахунків висоти піни.

4. Досліджена десорбція аміаку під час самовипаровування дистилерної рідини. Знайдено, що кількість десорбованого аміаку пропорційна кількості випареної води та вихідній концентрації аміаку. Отримані розрахункові рівняння.

5. Вивчена залежність бризковиносу під час самовипаровування дистилерної рідини від напруги парового простору випаровувача.

6. Експерсментально визначена доля малоактивної складової вапняної суспензії, яка принципово може бути використана в процесі регенерації аміаку з хлориду амонію у содовому виробництві. Показано, що ця доля залежить від організації процесу змішування рідини, яка вміщує хлорид амонію, з вапняною суспензіею, та реально може сягати 30% від усього обсягу малоактивної складової вапна.

7. Вивчена кінетика взаємодії крупної фракції вапняної суспензії (>60 мкм) з розчином хлориду амонію. Зроблено математичну обробку; отримана модель кінетики процесу.

8. Розроблена математична модель реактора-змішувача для проведення реакції дегазованої фільтрової рідини содового виробництва з крупною фракцію вапняної суспензії. Модель враховує кінетику реакції та структуру потоків у апараті.

9. Економічна ефективність впровадження розробок дисертації дорівнює 196 млрд. крб. у цінах 1994 року для умов Лісичанського содового заводу.

Основний зміст дисертації викладено у наступних публікаціях:

1. Цейтлин М.А., Воронин А.В., Райко В.Ф. Снижение количества твердых отходов содового производства. // Тезиси доповідей меж-регіональної науково-практичної конференції “Регіони в незалежній

. Україні: пошук стратегій оптимального розвитку” - Харьков, 1994, с. 163.

2. Ткач Г.А., Цейтлин М.А., Воронин A.B., Райко В.Ф. Использование принципа самоиспарения в установках использования теплоты вторичных энергоисточников. // Тезисы докладов международной научно-технической конференции “Проблемы ресурсо- и природосбере-жения в энергетике” - Харьков, 1994, с. 27.

3. Авторское свидетельство СССР № 1428439. Опубл. 07.10.88, БИ № 37. Воронин A.B., Бакиров М.С., Автин П.М., Мальцев Ю.И. Смеситель дистилляции производства кальцинированной соды.

Автор щиро дякує доценту кафедри ХТПЕ Харківського державного політехнічного університета Цейтліну М.А. за цінні поради та обговорення під час підготовки дисертації.

Voronin A.V. Energy saving apparature design for ammonia distillation in soda ash production.

Dissertation is nominated for the scientific degree of candidate of technical sciences in speciality 05.17.08 - processes and apparature of chemical technology. Kharkov State Polytechnical University. Kharkov, 1995.

Two scientific works and one patent are submitted. They contain experimental researches on foam generation, drop carry and ammonia desorbtion in the process of distiller suspense self-evaporation in soda ash production, as well as statics and kinetics of the interaction of distilled concentrated filter liquid with the large fraction of lime milk. Calculation equations are obtained for all the processes studied. Mathematical model of the liming chamber to carry out the reaction studied is developed. Based on the dessertation results, an apparature-technological scheme of filter liquid distillation is developed, which includes waste recycling. The scheme is incorporated in the reconstruction project of Sterlitamak JSC “Soda”.

Воронин А. В. Энергосберегающее аппаратурное оформление дистилляции аммиака в производстве соды.

Диссертация на соискание ученой степени кандидата технических наук по специальности 05.17.08 - процессы и аппараты химической технологии. Харьковский государственный политехнический университет, Харьков, 1995 г.

Защищается 2 научные работы и 1 авторское свидетельство, которые содержат экспериментальные исследования процессов пенообра-зования, брызгоуноса и десорбции аммиака при самоиспарении ди-стиллерной суспензии содового производства, а также статики и кинетики взаимодействия дегазированной концентрированной фильтровой жидкости содового производства с крупной фракцией известковой суспензии. Для всех исследованных процессов получены расчетные уравнения. Разработана математическая модель реактора-смесителя для проведения изученной реакции. По результатам диссертации разработана аппаратурно-технологическая схема дистилляции фильтровой жидкости содового производства с утилизацией отходов, включенная в проект реконструкции Стерлитамакского АО “Сода”.

Ключсш слова: шноутворення, бризковинос, вапняна суошшя, самовипаровування, десорбщя ам1аку, дистилерна рщина.