Процессы и аппараты глинозёмного производства. Ерёмин, Наумчик, Казаков

Основные способы и аппаратурно-технологические схемы получения глинозема

Строение алюминатных растворов
Цикл способа Байера в системе Na2O-Al2O3-H2O

малые примеси
Получение глинозема по способу Байера

Выпаривание маточного раствора
Каустификация оборотной соды
Кальцинация гидроокиси алюминия
Основные пути интенсификации способа Байера

Комплексная переработка бокситов
красные шламы

Комбинированные способы производства глинозема из бокситов
Последовательный вариант

Переработка бесщелочного алюмосиликатного сырья

3. Баланс разбавления пульпы
4. Баланс сгущения
5. Баланс первой промывки шлама

6. Баланс разложения алюминатного раствора

7. Баланс классификации гидроокиси алюминия

8. Баланс сгущения затравки
9. Баланс фильтрации и промывки товарной гидроокиси алюминия
10. Баланс каустификации «рыжей» соды

11. Баланс выпарки оборотного раствора
Производство глинозема из нефелинов
ІІ. Составление балансов по переделам
1. Приготовление шихты

4. Фильтрация и промывка серого шлама
5. Обескремниванне алюминатного раствора

Специальные мешалки
Принцип расчета мощности механической мешалки

Моделирование механических мешалок для определения эффективности перемешивания

Пневматическое и пневмомеханическое перемешивание
Аэролифтное перемешивание

Схемы непрерывного действия реакторов с перемешиванием материалов

Математические модели основных типов химических реакторов

Расчет числа реакторов и степени превращения вещества на выходе из каскада

Оценка эффективности и качества работы реакторов

Примеры расчетов
2. Определение степени превращения вещества

3. Определение числа реакторов в каскаде по кривой
4. Определение числа реакторов
5. Определение эффективности использования каскада реакторов иде-ального перемешивания и числа реакторов в каскаде
6. Определение числа реакторов е каскаде для гетерогенного процесса

Глава 4. Теплообменные аппараты в гидрометаллургических процессах

Накипеобразование и меры борьбы с ним
Термодинамический анализ и оптимизация тепловых схем

Анализ отечественного и зарубежного вариантов аппаратурного оформления процесса выщелачивания боксита

Термодинамический анализ аппаратурно-технологических схем автоклавного выщелачивания и пути их усовершенствования

узел улавливания пыли
холодильники для охлаждения спеков

Анализ различных путей усовершенствования процесса спекания

Пример расчета вращающейся печи спекания

Определение количества воздуха и продуктов горения
Определение тепловой мощности печи
Тепловой расчет печи

Определение пылеуноса из печи
Пример расчета цепной завесы

Определение количества газов, выделяющихся из шихты
Определение количества газов, образующихся при сжигании топлива
Расчет количества газон
Расчет количества тепла, полученного материалом и отданного газовым потоком в цепной зоне

Определение средней температуры в цепной зоне и средне логарифмического перепади температуры
Определение среднего значения критериев Nu и Rе
Определение длины цепной зоны
Тепловой расчет барабанного холодильника

Определение температуры спека, выходящего из холодильника

Тепловой расчет колосникового холодильника

Аппаратура для выщелачивания бокситовых спеков

Аппаратура для выщелачивания нефелиновых и шламовых спеков

Аппаратурные схемы выщелачивания бокситовых спеков

Аппаратурные схемы выщелачивания нефелиновых и шламовых спеков

Термодинамический анализ и пути совершенствования аппаратурно-технологических схем обескремнивания

Расчет типовой тепловой схемы автоклавной батареи обескремнивания

Расчет необходимой поверхности осветления

Схемы промывки сгущенного продукта декантацией

Спиральный классификатор
Гидросепараторы

Внутренний энергообмен при адиабатическом дросселировании перегретого раствора

Тепловой расчет МВУ
Температурные потери в МВУ

Распределение полезного температурного напора по корпусам выпарной установки

Распределение тепловых потоков по корпусам
Определение поверхности нагрева

Влияние числа ступеней МВУ на ее производительность

Испарение воды со свободной поверхности жидкости
Термодинамический анализ процесса выпаривания

Некоторые наиболее совершенные аппаратурные схемы кальцинации

Вращающаяся печь с сушкой гидроокиси алюминия во взвешенном слое
Циклонные холодильники
Холодильники кипящего слоя

Вращающаяся печь кальцинации с циклонной подготовкой и циклонным охлаждением
Печь кипящего слоя

Tags: металлургия

Similar

Металлургия легких металлов

Производство глинозема

Text

Н. И. Еремин, А. Н. Наумчик,
В. Г. Казаков

ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ
ГЛИНОЗЕМНОГО
ПРОИЗВОДСТВА

Под редакцией Н. И. ЕРЕМИНА

Москва „Металлургия" 1980
УДК 669.712

УДК 669.712

Процессы и аппараты глиноземного производства. Еремин Н. II., Наум-
ч и к А. Н., Казаков В. Г. М., «Металлургия», 1980. 360 с.

В книге рассмотрены основы технологии получения глинозема из различных
алюминиевых руд, основные процессы, аппараты и аппаратурные схемы глино-
земного производства, а также методики расчета аппарат в и тепловых схем.

Книга предназначена для инженерно-технических и научных работников
алюминиевой промышленности, а также может быть полезна специалистам по
химической технологии, аспирантам и студентам старших курсов, вузов и техни-
кумов, специализирующимся в области производства глинозема и химической
технологии. Ил. 164. Табл. 69. Библиогр. список: 125.
ОГЛАВЛЕНИЕ

Предисловие .......................................... 3

Введение . . . . ..................... 4

Глава 1

ОСНОВЫ ТЕХНОЛОГИИ ПРОМЫШЛЕННЫХ СПОСОБОВ

ПОЛУЧЕНИЯ ГЛИНОЗЕМА .............................. 5

Общие сведения об алюминиевом сырье..................... 5

Основные способы и аппаратурно-технологические схемы получения
глинозема............................................... 7

Глава 2

МАТЕРИАЛЬНЫЕ БАЛАНСЫ ОСНОВНЫХ ПРОИЗВОДСТВ

ГЛИНОЗЕМА.............................................. 55

Производство глинозема способом Байера................. 55

Производство глинозема из нефелинов ................... 69

Глава 3

СХЕМЫ И АППАРАТЫ ДЛЯ ПЕРЕМЕШИВАНИЯ И

ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ ИЗМЕЛЬЧЕННЫХ МАТЕРИАЛОВ................ 83

Механическое перемешивание ............................ 83

Пневматическое и пневмомеханическое перемешивание ..... 94

Схемы непрерывного действия реакторов с перемешиванием материалов 98

Математические модели основных типов химических реакторов .... 100

Расчет числа реакторов и степени превращения вещества на выходе из
каскада .............................................. 105

Оценка эффективности и качества работы реакторов...... 107

Примеры расчетов ..................................... ПО

Глава 4

ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ В ГИДРОМЕТАЛЛУРГИЧЕСКИХ

ПРОЦЕССАХ ...................................................... 114

Расчет рекуперативных теплообменных аппаратов................... 115

Накипеобразование и меры борьбы с ним........................... 126

Термодинамический анализ и оптимизация тепловых схем............ 127

Конструкция теплообменников .................................... 142

Глава 5

АВТОКЛАВНОЕ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЕ....................................... 150

Аппаратурно-технологические схемы автоклавного выщелачивания бокси-
тов ............................................................ 151

Термодинамический анализ аппаратурно-технологических схем автоклав-
ного выщелачивания и пути их усовершенствования................. 160

Глава 6

ПРОЦЕСС СПЕКАНИЯ ............................................... 170

Общие сведения.................................................. 170

Аппаратурная схема спекания..................................... 171

Анализ различных путей усовершенствования процесса спекания .... 181

Расчеты печных установок спекания............................... 188
Г л а в a 7 2. • -

АППАРАТЫ И СХЕМЫ ДЛЯ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ АЛЮМИ-
НАТНЫХ СПЕКОВ ........................................... 210

Общие сведения............................................ 210

Аппаратура для выщелачивания бокситовых спеков............ 213

Аппаратура для выщелачивания нефелиновых и шламовых спеков .... 219

Аппаратурные схемы выщелачивания бокситовых спеков........ 226

Аппаратурные схемы выщелачивания нефелиновых и шламовых спеков . . 228

Глава 8

АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ОБЕСКРЕМНИ-
ВАНИЯ АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ 232

Общие сведения............................................ 232

Термодинамический анализ и пути совершенствования аппаратурно-
технологических схем обескремнивания...................... 240

Расчет типовой тепловой схемы автоклавной батареи обескремнивания 246

Глава 9

АППАРАТЫ И СХЕМЫ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СУСПЕНЗИЙ 249

Сгущение (отстаивание) ................................... 250

Расчет необходимой поверхности осветления................. 256

Схемы промывки сгущенного продукта декантацией............ 259

Расчет степени отмывки шлама.............................. 261

Фильтрация .............................................. 262

Расчет процесса фильтрации.............................. 279

Центрифугирование ...................................... 281

Аппараты для классификации ............................... 285

Глава 10

РАЗЛОЖЕНИЕ АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ ......................... 291

Глава 11

СХЕМЫ И АППАРАТЫ ДЛЯ ВЫПАРИВАНИЯ РАСТВОРОВ 294

Сущность процесса выпаривания............................. 294

Эксплуатационные особенности схем МВУ..................... 300

Тепловой расчет МВУ....................................... 303

Испарение воды со свободной поверхности жидкости.......... 310

Термодинамический анализ процесса выпаривания............. 310

Конструкции выпарных аппаратов............................ 313

Глава 12

ПРОЦЕСС КАЛЬЦИНАЦИИ ГИДРООКИСИ АЛЮМИНИЯ............. 321

Основы теории и технологии................................ 321

Типовая аппаратурная схема процесса....................... 324

Некоторые наиболее совершенные аппаратурные схемы кальцинации 330

Теплотехнические данные................................... 345

Глава 13

ВСПОМОГАТЕЛЬНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ ГЛИНОЗЕМНЫХ ЗАВОДОВ 346

Насосы ................................................. 346

Арматура ................................................. 350

Теплоизоляция .............. ............................. 352

Библиографический список.................................. 353

Предметный указатель...................................... 359
ПРЕДИСЛОВИЕ

Производство глинозема — это сложный комплекс технических
решений по производству окиси алюминия из различных алю-
миниевых руд. Производство включает в себя большое количество
разнообразных технологических схем и процессов, использует
широкий ассортимент самого разнообразного гидрометаллурги-
ческого и пирометаллургического оборудования.

Получение глинозема из алюминиевых руд — это многотон-
нажное производство. Мощность современных глиноземных за-
водов — от 200 до 1500 тыс. тонн АЕОз в год; часовые потоки рас-
творов на заводах средней и большой мощности составляют 1000—
2000 м3. В производстве используется мощное высокопроизводи-
тельное оборудование; так, объем декомпозеров до 3000 м3, а вра-
щающиеся трубчатые печи для спекания шихт имеют длину до
185 м и диаметр 5 м; применяются сгустители шламов диаметром
35—40 м и т. д.

Глиноземное производство — это комплексное производство:
из бокситов, кроме окиси алюминия, извлекают галлий, ванадий,
железо и др.; при комплексной переработке нефелиновых руд
получают в большом количестве цемент, соду, поташ, редкие ме-
таллы — галлий, рубидий и цезий; при переработке алунитовых
руд — серную кислоту, сульфат калия и редкие металлы.

Вышедшее в свет в 1978 г. учебное пособие для вузов А. И. Лай-
нера, Н. И. Еремина, Ю. А. Лайнера, И. 3. Певзнера «Производ-
ство глинозема» посвящено главным образом химии и технологии
получения глинозема и в малой степени затрагивает вопросы о про-
цессах и аппаратах глиноземного производства. Настоящая книга
знакомит читателей кратко с основами теории и технологии произ-
водства глинозема и более подробно — с основными процессами,
аппаратами и оборудованием этого сложного технического произ-
водства, а также с их расчетами.

Численные значения используемых в расчетах различных
физических величин зависят от выбора единиц измерения, входя-
щих в расчетные формулы и уравнения. В настоящее время ис-
пользуются различные стандартные системы единиц измерения,
которые состоят из основных и производных единиц. Помимо
этого, на практике в инженерных расчетах употребляются и не-
которые внесистемные единицы измерения.

Главы 1, 6, 7 и 12 написаны докт. техн, наук, проф. Н. И. Ере-
миным, главы 2, 3, 9 и 10 — канд. техн, наук, доц. А. Н. Наум-
чиком, главы 4, 5, 8, 11 и 13 — канд. техн, наук В. Г. Казаковым.
ВВЕДЕНИЕ

^ыстрое развитие производства алюминия (глинозема) во всем
мире обусловлено весьма ценными свойствами этого металла
[1]. Широкое применение алюминий нашел в авиации, машино-
строении, химической, электротехнической и металлургической
промышленности, в строительстве и т. д. Промежуточный продукт
производства алюминия — глинозем (техническая окись алюми-
ния АЬОз) — можно получать из различных алюминиевых руд —
бокситов, нефелинов, алунитов и др. Производство глинозема во
всем мире в основном основано на использовании бокситов [2].
В СССР впервые в мировой практике освоено производство глино-
зема из нефелинов и алунитов. Трудами советских ученых, инже-
неров и рабочих исследованы, разработаны и внедрены эффектив-
ные аппаратурно-технологические схемы комплексной перера-
ботки высококачественного и низкокачественного (высококрем-
нистого и высокожелезистого) алюминиевого сырья с получением
глинозема, цемента, соды, поташа, редких металлов, серной кис-
лоты, сульфата калия и других продуктов.

Совершенствование и модернизация аппаратов и схем произ-
водства глинозема осуществляются быстрыми темпами. Необхо-
димо в ближайшей перспективе решить следующие наиболее важ-
ные проблемы [31:

создание таких схем и аппаратов для приготовления и спека-
ния сухих и гранулированных шихт (включая вращающиеся и
стационарные печи), при эксплуатации которых значительно
уменьшается расход топлива;

модернизация аппаратурных и тепловых схем автоклавных и
выпарных установок, создание новых теплоиспользующих аппа-
ратов;

создание стационарных печей для кальцинации и охлаждения
глинозема в кипящем и взвешенном состоянии;

создание высокопроизводительных экономичных аппаратов
для разделения суспензий (однокамерные закрытые сгустители
больших диаметров, новые типы фильтров и др.);

разработка принципиально новой аппаратуры для выщелачи-
вания алюминатных спеков, обеспечивающей химически возмож-
ное максимальное извлечение полезных компонентов;

создание высокопроизводительной герметичной реакционной
аппаратуры с гидравлическим перемешиванием;

создание высоконадежных однолинейных технологических си-
стем (без внутренних буферных емкостей и резервных механизмов)
с автоматическим управлением;

создание систем комплексной автоматизации переделов глино-
земного производства.

Обобщение материалов по основным процессам и аппаратам
глиноземного производства в настоящей книге будет способство-
вать решению этих проблем.
Глава 1

ОСНОВЫ ТЕХНОЛОГИИ
ПРОМЫШЛЕННЫХ СПОСОБОВ
ПОЛУЧЕНИЯ ГЛИНОЗЕМА

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ ОБ АЛЮМИНИЕВОМ СЫРЬЕ

Алюминий очень широко распространен в природе [4]. Он встречается в виде
многих окисленных минералов, составляющих основу алюминиевых руд и
пород. По названию основного алюминийсодержащего минерала называется и
алюминиевая руда.

Наиболее распространенные алюминиевые минералы (табл. 1) представлены
в основном гидроокисями и алюмосиликатами.

Алюминиевые руды и породы представляют собой смесь одного или несколь-
ких минералов алюминия с минералами железа, кремния, титана и других эле-
ментов. Алюминиевая руда тем ценнее, чем больше в ней А12О3, Na2O, К2О (в алу-
нитах еще и SO3) и чем менее сложна схема и способ ее переработки. Промышлен-
ными рудами алюминия являются бокситы, нефелины и алуниты. Каолины (гли-
ны), кианиты и другие высококремнистые руды и породы рассматриваются как
перспективное сырье. Примерно 95% глинозема в мире получают из бокситов.

Б о к с и т—-это горная порода, состоящая в основном из гидроокиси (или двух
гидроокисей) алюминия, окислов и гидратов окисей .железа, а также из кварца,
каолинита, двуокиси титана с примесью минералов многих других элементов [5].
Разведанные мировые запасы бокситов равны при»’ено 10—12 млрд, т; в год
добывается около 70—75 млн. т [6, 7].

В зависимости от основного алюминиевого минерала бокситы называют гиб-
бситовыми (гидраргиллитовыми), бемитовыми, диаспоровыми, гиббсит-бемито-
выми, бемито-диаспоровыми и т. д. При повышенном содержании каолинита
бокситы называются глинистыми (каолинитовыми). В зависимости от содержания
окиси железа бокситы имеют цвет от красного (много Fe2O3) до желтого и светлого
(мало Fe2O3).

Таблица 1

ОСНОВНЫЕ МИНЕРАЛЫ АЛЮМИНИЯ

Минерал Формула Содержание, %
А1±Оз RtO SiO,
Корунд А12О3 100
Диаспор А1ООН(А12О3-Н2О) 85 — —
Бемит А1ООН (А12О3 -Н2О) 85 —— —
Гиббсит (гидрар- гиллит) А1(ОН)3(А12О3 -ЗН2О) 65,4 — —
Кианит А120з -SiOg 63 —. 37
Силлиманит А12О3 -SiO2 63 — 37
Каолинит Al2O3-2SiOa-2H2O 39,5 — 46,4
Нефелин R2O -А12О3 -2SiO2 32—36 20—21 38—42
Алунит R2SO4 -A12(SO4)3 -4A1(OH)3 37 11,3 —
Серицит K2O -3A12O3 -6SiOa -2HaO 38,5 9,7 45,2
Лейцит K2O-Al2O3-4SiO2 23,5 21,5 55
Полевой шпат (ор- токлаз, альбит) R2O -A12O3 -6SiOa 18—19 12—16 65—68
ХАРАКТЕРИСТИКА НЕФЕЛИНОВОГО СЫРЬЯ

Местор ождеи и я Содержание, %
А1,О, Я«О SiO, FejO, СаО
Кольский полуостров (нефе- линовый концентрат) . . . 28—29 19—20 43—44 2—4 2—3
Кия-Шалтырское 26—28 12—13 43—45 3—5 2—4
Ужурское 24—25 9—11 47—49 5—7 5—8
Сиениты различных место- рождений 18—22 7—10 50—60 1—10 1—8

Бокситы имеют различный химический и минералогический состав [11, с. 13].
С кремневым модулем (fxSi = А12О3 : SiO2 по массе) более 7 они называются высо-
кокачественными, ас psi < 7 — низкокачественными или высококремнистыми.
При содержании Fe2O3 свыше 15% бокситы считаются условно высокожелези-
стыми, а при Fe2O3 менее 10% — маложелезистыми.

В СССР высококачественными являются только диаспоровые бокситы СУБР
(psi = 10 :12). Железо в них присутствует в основном в виде гематита Fe2O3,
а также (немного) — в виде пирита, сидерита и шамозита. Кремний представлен
в основном кварцем, а также каолинитом и шамозитом. Титан входит в состав
геля ТЮ2 и кристаллов анатаза и рутила; карбонаты представлены кальцитом и
сидеритом; сульфиды — пиритом и мельниковитом.

Низкокачественные глинистые бокситы Казахстана с psi = 3,54-4,0 (Тургай-
ского, Краснооктябпьского и некоторых других месторождений) относятся к гид-
раргиллитовому типу, содержат повышенное количество сидерита и органических
веществ. Промышленный интерес представляют также высококремнистые (каоли-
нитовые) и маложелезистые бемитовые бокситы Северо-Онежского месторождения
и высококремнгстые (шамозито-каолинитовые) и высокожелезистые бемитовые
бокситы Тиманского (Ухтинского) месторождения. Ведется разведка бокситов
в районе КМА (Белгородское и другие месторождения), в Красноярском
крае и т. д.

Наиболее богаты бокситами Австралия, Индия, Гвинея, Ямайка, Суринам,
Гаити, Индонезия, Венгрия, Югославия, Греция и некоторые другие страны [7].

Нефелины и нефелиновые породы (табл. 2) — высококремнистое алю-
миниевое сырье, ценность которого обусловлена комплексностью пеоепаботки на
глинозем, соду, поташ, цемент и редкие металлы [8]. Наиболее крупные место-
рождения высококачественных нефелинов (>25% А12О3) в СССР — на Кольском
полуострове, Кия-Шалтырское и Ужурское в Сибири.

Нефелины перерабатывают способом спекания с известняком. Для нормаль-
ного ведения процесса в нефелине не должно быть более 5% Fe2O3, поэтому руды
с более высоким содержанием окиси железа необходимо обогащать. Для этого
могут быть использованы методы магнитной сепарации и флотации.

Алунитовые руды содержат 30—70% основного минерала — алу-
нита. Они являются ценным сырьем для комплексной переработки на глинозем,
серную кислоту, сульфат калия и редкие металлы [9]. Алунитовая руда с содер-
жанием менее 30% алунита и с повышенным содержанием каолинита должна
быть подвергнута обогащению (флотации, классификации и т. д.) перед металлур-
гической переработкой.

В СССР имеется один небольшой завод (Кировабадский, Азерб. ССР), где
перерабатывают алунитовую руду Заглькского месторождения, содержащую
50—55% алунита, 21—23% А12О3; 20—21% SO3; 4—6% К2О; 41—13% SiO2,
3—5% Fe2O3 и 6% Н2О. Другие месторождения алунитовых руд (Гушсайское,
Беганьское, Дальневосточное и др.) пока не используются.
В настоящее время ведутся поиски, разработки и промышленные проверки
эффективности способов и аппаратурно-технологических схем комплексной пере-
работки низкокачественного высококремнистого алюминиевого сырья, запасы
которого весьма значительны (нефелиновые, сиенитовые и полевошпатовые щелоч-
ные породы, содержащие 18—22% А12О3 и 7—10% /?2О; бесщелочное сырье —
каолины, глины, аргиллиты, минеральные отходы угледобычи и углеобогащения,
золы, сланцы, алюможелезные руды и др., содержащие 25—35% А12О3 и 50—
60% SiO2).

ОСНОВНЫЕ СПОСОБЫ И АППАРАТУРНО-
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ
ПОЛУЧЕНИЯ ГЛИНОЗЕМА

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ О ПРОМЫШЛЕННЫХ СПОСОБАХ
ПРОИЗВОДСТВА ГЛИНОЗЕМА

Глинозем получают из различных алюминиевых руд щелоч-
ными способами; кислотные способы находятся в стадии разра-
ботки и в промышленности пока не применяются.

К настоящему времени в мировой практике для производства
глинозема используют бокситы, нефелины и алуниты. Более низ-
кокачественное сырье: каолины, глины, аргиллиты, щелочные
алюмосиликаты, золы углей, сланцы и др. предполагается ис-
пользовать в ближайшей перспективе. Для этих видов низкока-
чественного (высококремнистого) сырья разработаны технологи-
ческие схемы, основанные на щелочном способе спекания и кис-
лотных способах.

В промышленности применяют следующие щелочные способы
получения глинозема [10—12]:

1) способ Байера (гидрохимический способ) — применительно
к высококачественным бокситам и алунитам (рис. 1);

2) способ спекания с известняком или с содой и известняком —
применительно к низкокачественным (высококремнистым и высо-
кожелезистым бокситам) и нефелиновым рудам (рис. 2);

3) комбинированный способ Байер — спекание (сочетание спо-
собов Байера и спекания в параллельном или последовательном
вариантах) — применительно к различным бокситам (рис. 3 и 4).

Нефелиновые руды (высококремнистое сырье) перерабатывают
на глинозем и другие продукты только способом спекания. Техно-
логия комплексной переработки нефелиновых руд и концентратов
освоена промышленностью только в СССР.

Бокситовые руды, характеризующиеся большим разнообразием
химического и минералогического состава, перерабатывают раз-
личивши способами. Как видно на рис. 1—4, для переработки
этих руд в зависимости от их качества применяют все известные
промышленные способы.

В настоящее время около 95% производимого в мире глино-
зема получают из бокситов способом Байера. Доля глинозема,
получаемого в СССР из нефелинов, составляет около 20%;осталь-
Боксит

Дробление

Измельчение материала
и приготовление пульпы

Выщелачивание

Отделение и

"Рыжая"
сода

Свежая
сода

Са(ОН)2 — Каустификация

♦

Раствор NaOH
Боксит или нефелин

Известняк

Дробление и измельчение

Глинозем
ное количество глинозема производят из бокситов, причем также
в основном способом Байера. Объем производства глинозема из
алунитов пока еще очень мал.

Выбор способа и рациональной аппаратурно-технологической
схемы переработки боксита зависит от многих факторов, основ-

Боксит

Рис. 3. Принципиальная технологическая схема параллельного спо-
соба Байер—спекание

ными из которых являются: 1) кремневый модуль (psl) —отноше-
ние по массе А1»Оз к S1O2 в боксите; 2) содержание в сырье сульфи-
дов, карбонатов и органических веществ; 3) минералогический
состав соединений алюминия и кремния; 4) содержание окиси
железа.

Сущность щелочных способов производства глинозема заклю-
чается в переводе алюминия в составе алюмината натрия в раствор
10
каустической щелочи. Железо в щелочном растворе практически
нерастворимо и его окиси и гидроокиси остаются инертными к ще-
лочному раствору. Минералы кремния взаимодействуют с раство-
ром, содержащим NaOH, с образованием хорошо растворимого

Боксит

Дробление и
измельчение

Переработка по
способу Байера

А1(0Н)3

Красный шлам

Глинозем

Приготовление

Известняк

шихты

Сода

Спекание

Спек

Выщелачивание

Отделение шлама

Алюминатный
раствор

Шлам

В отвал

Рис. 4. Принципиальная технологическая схема после-
довательного способа Байер—спекание

метасиликата натрия, который, однако, при наличии в растворе
алюмината натрия быстро переходит в малорастворимое
соединение — гидроалюмосиликат натрия (ГАСН) сложного
химического состава; условная формула этого соединения
NazO-AlzOs-l,7SiOz*xHzO. И чем выше содержание растворимого
SiOz в исходном алюминиевом сырье, тем больше гидроалюмо-
силиката натрия переходит в нерастворимый остаток (шлам), т. е.
больше потеряется со шламом AlzOs и NazO, и тем меньше извле-
чение окиси алюминия из сырья в алюминатный раствор.

Отсюда следует, что основным критерием оценки качества бок-
ситов и выбора конкретного способа их переработки является
кремневый модуль. Из соотношения окислов в гидроалюмосили-
кате натрия видно, что с 1 ч. (по массе) SiOz теряется 1 ч. АЕОз
и около 0,6 ч. NazOK. Если, например, боксит содержит 50%
А1зОз и 5% SiOz, то теоретически возможное извлечение окиси
алюминия из боксита в щелочной раствор при условии полного
растворения в нем минералов алюминия и кремния и связы-
вания всего кремнезема в нерастворимый ГАСН будет равно
(50 — 5) : 50 = 0,9, или 90%. В большинстве производственных
случаев, как показывает практика, приемлемый товарный выход
глинозема из бокситов должен быть не менее 80%. С учетом техно-
логического недоизвлечения А1гОз при выщелачивании сырья и
потерь его при переработке алюминатных растворов приемлемое
теоретическое извлечение окиси алюминия должно быть не менее
83—85%. Такое извлечение можно иметь, если потери А1зОз
с ГАСН составят 15—17%, что означает, что в боксите содержа-
ние растворимого SiOz должно быть 15—17% (1/6—1/7 ч. по массе)
от содержания А1гОз. Это равнозначно кремневому модулю бок-
сита 6—7.

’j/ Технико-экономическими анализами, выполненными в ряде
стран, установлено, что бокситы с pSi > 6—7 при прочих благо-
приятных условиях можно экономически выгодно перерабаты-
вать наиболее простым гидрохимическим способом Байера. Под
благоприятными условиями имеется в виду малое содержание
в бокситах карбонатов, сульфидов (особенно вредны FeCOs и
FeSz) и органических веществ. Из-за повышенного содержания
этих примесей может оказаться невыгодным способ Байера и для
бокситов с pSI > 6—7 вследствие больших потерь каустиче-
ской щелочи (переход ее в соду и сульфат натрия), плохого отстаи-
вания красного шлама и загрязнения алюминатных растворов
двухвалентным железом.

Способ Байера — самый дешевый и самый распространенный.
Однако для его осуществления требуются высококачественные
бокситы. Способ спекания — наиболее дорогой, но более универ-
сальный, и может применяться к любому высококремнистому
алюминиевому сырью. В последние годы с большим успехом при-
меняются комбинированные щелочные способы. Параллельный
вариант используют в основном с целью термической каустифи-
кации соды и компенсации потерь дорогой каустической щелочи
более дешевой содой. Для сравнительно небольшой по мощности
спекательной ветви этого варианта может применяться, как высо-
кокачественный (байеровский), так и низкокачественный (высоко
12
кремнистый, спекательный) боксит. Последовательный вариант
комбинированного способа по технико-экономическим показате-
лям занимает промежуточное положение между способом Байера и
способом спекания и применяется для высококремнистых бокси-
тов с целью максимального извлечения из них глинозема и извле-
чения из красного шлама щелочи.

СПОСОБ БАЙЕРА

Теоретические основы

Способ Байера основан на свойстве алюминатных растворов
находиться в метастабильном (относительно устойчивом) состоянии
при повышенных температурах и концентрациях и на самопроиз-
вольном их разложении (гидролизе) с выделением в осадок гидро-
окиси алюминия при понижении температуры и концентрации.
В основе способа лежат следующие основные реакции:

А12О3-хН2О + 2NaOH + (3 - х) Н2О — 2NaAl(OH)4, (1)

твердое раствор

NaAl(OH)4 rt А1(ОН)3 + NaOH. (2)

раствор твердое

Первая реакция протекает при выщелачивании боксита обо-
ротным алюминатно-щелочным раствором. Содержащаяся в бок-
сите одно- или трехводная окись алюминия переходит в опреде-
ленных условиях (повышенные температура и концентрация)
в раствор в виде алюмината натрия. Вторая реакция — реакция
гидролиза с осаждением гидроокиси алюминия протекает при дру-
гих условиях (пониженные температура и концентрация). Устой-
чивость алюминатных растворов против гидролиза при 95—100° С
используют для отделения от него красного шлама (нераствори-
мых минералов исходного боксита и новообразований гидроалюмо-
силикатов натрия и кальция), после чего этот раствор охлаждают
и переводят в неустойчивое состояние для осаждения гидроокиси
алюминия.

Как видно, основным промежуточным продуктом производства
глинозема способом Байера, а также всеми другими щелочными
способами является щелочной алюминатный раствор. Поэтому
знание теории строения и основных физико-химических свойств
такого раствора необходимо для грамотного управления произ-
водственными технологическими процессами.

Основные свойства алюминатных растворов

Алюминатные растворы в качестве основных компонентов со-
держат алюминат натрия и едкий натр, в меньших количествах
присутствует сода. При переработке нефелинов в состав алюми-
натных растворов входят также едкий калий и поташ, а при пере-
13
работке алунитов — сульфаты натрия и калия. В качестве приме-
сей во всех алюминатных растворах присутствуют соединения
кремния, ванадия, фосфора, фтора, галлия, органических веществ
и др.

Для удобства содержание компонентов в алюминатных рас-
творах выражают концентрацией окислов в граммах на литр (на-
пример, раствор состава 130 г/л АкОз, 140 г/л Na2OK, 10 г/л
Na2Oy, 1 г/л Na2Os; 1 г/л SiO2 и т. д., где Na2C\, Na2Oy, Na2Os —
концентрации соответственно каустической, углекислой щелочи и
сульфата натрия).

Однако многие справочные данные о растворимости даны в про-
центах. Для пересчета процентной концентрации раствора на кон-
центрацию в граммах на литр необходимо знать плотность рас-
твора. Тогда содержание НагО и АкОз в граммах на литр можно
будет определить из следующих уравнений:

%Na2O-dl000 . . %Al2Os-dlOOO

П 100 ’ Л 100

где N — содержание NaaO, г/л; А — содержание АкОз, г/л;
d — плотность раствора, г/см3, определяемая экспериментально
или рассчитываемая по одному из уравнений, приведенных ниже
(см. с. 18).

Поскольку алюминатные растворы на различных переделах
глиноземного производства имеют различное отношение каусти-
ческой щелочи к окиси алюминия, очень важной характеристикой
их является каустический модуль ак — молярное отношение
Na.,OK к А Юз:

„ _ NaaOK Na2OK (г/л) 102 , с с Na2OK (г/л)

- Ж (МОЛ-} “ А12О3 (г/л) 62 - 1 ’645 Л12О3 (г/л) •

Иногда пользуются величиной общего щелочного модуля
раствора —

Ма2Ообщ г \

«осщ - А12О3 Wojl)>

где №2Ообщ = Na,OK + Na2Oy.

Растворимость А1гОз врастворе NaOH

Это свойство раствора зависит от его температуры и концен-
трации. На рис. 5 представлен общий вид диаграммы раствори-
мости системы КагО—АкОз—НгО для температур ниже 125е С,
т. е. когда равновесной твердой фазой гидроокиси алюминия яв-
ляется гиббсит (гидраргиллит) А1(ОН)з. Равновесной твердой
фазой гидроокиси при 125—275° С является бемит, а при темпе-
ратурах выше 275е С — диаспор.

Как видно, растворимость окиси алюминия в щелочном рас-
творе с ростом концентрации НагОк сначала растет медленно, а за-
тем очень быстро, достигая максимума в точке В, после которого
резко падает.
устойчивых стабильных нена-

О 10 20 30 4Z7 50 60 70

Na?0,% (попассе)

Рис. 5. Типовая диаграмма растворимости
системы Na2O —А12Оа —Н2О

Линии, проведенные из начала координат, называются ли-
ниями постоянных каустических модулей. Например, на линии
ак = 3,0 точки соответствуют алюминатным растворам с различ-
ной концентрацией Na2OK и АкОз, но с постоянным молярным
отношением Na2OK к АкОз, равным 3,0.

Изотерма растворимости и линии, соединяющие некоторые
характерные точки диаграммы делят ее на следующие четыре
области:

/ (ниже изотермы) — облас'
сыщенных АкОз растворов;

// — ограничена левой
ветвью изотермы АВ, линией
АР, т. е. линией ак — 1,0 (рас-
творы алюмината натрия с ка-
устическим модулем ниже еди-
ницы теоретически существо-
вать не могут) и линией РВ;
область характеризуется на-
личием двух фаз: твердой —
гидроокисью алюминия и жид-
кой — пересыщенным неустой-
чивым алюминатным раствором,
находящимся в равновесии
с гиббситом А1(ОН)з (для тем-
ператур примерно до 125° С) и
бемитом (для температур выше
125° С). Изменение состава
раствора любой точки области
II (например, Е) по мере кри-
сталлизации из него гидроокиси происходит по отрезку EF,
находящемуся на продолжении линии, соединяющей точку Е
с точкой D, соответствующей составу АкОз в А1(ОН)з, т. е.
-65%.

III — ограничена правой ветвью изотермы ВС и линиями BS
и SC; соответствует составам растворов, пересыщенных гидроалю-
минатом натрия.

IV — находится в треугольнике BPS; соответствует алюми-
натным растворам, пересыщенным одновременно гиббситом и ги-
дроалюминатом; состав раствора этой области изменяется по мере
кристаллизации твердых фаз до состава точки В.

Составы равновесных алюминатных растворов при различных
температурах можно найти в справочной литературе [12—14].
Для наиболее важных для практики температур данные по рас-
творимости гидраргиллита, бемита и диаспора в растворах
щелочи приведены на рис. 6, а, б. Из этих данных можно сделать
следующие общие практические выводы:

1) с повышением температуры значительно повышается раство-
римость АкОз в растворах щелочи, расширяются области ненасы-
щенных растворов между ветвями изотерм, кривизна которых
уменьшается;

2) с повышением температуры наблюдается подъем уровня
острого максимума; при большем нагреве можно получить рас-
творы, более богатые АВОз, т. е. растворы с меньшим равновес-
ным (теоретическим) каустическим модулем;

3) из устойчивого алюминатного раствора области I окись
алюминия может быть выделена в виде А1(ОН)з путем охлаждения
или разбавления этого раствора и в виде №гО- А1гОз-2,5Н2О—
путем упаривания его;

Na20, % (по пассе)

Рис. 6. Левые ветви изотерм растворимости системы NaaO—AI8Oe—НЯО (цифры
у кривых — температуры):

а — для 40—150° С; б — для 150—300° С

4) чем более пересыщен раствор окисью алюминия, т. е. чем
ниже его каустический модуль, тем больше скорость осаждения
гидроокиси и тем большее ее количество выделяется из единицы
объема алюминатного раствора.

Изотермы растворимости в системе КаО—АЕОз—НгО анало-
гичны изотермам для натриевой щелочи; величины же раствори-
мости АЬОз в растворах NaOH и КОН несколько отличаются [11 ].

Растворимость природных минералов гидроокисей алюминия
несколько ниже синтетических. Наибольший практический инте-
рес представляют данные о растворимости природных минералов
алюминия. Такие данные, полученные Н. Н. Тихоновым (ВАМИ),
представлены в табл. 3 и на рис. 7. На их основе может быть опре-
делен расчетный (практический) каустический модуль алюминат-
ного раствора при выщелачивании бокситов различных типов.
16
СОСТАВ НЕКОТОРЫХ РАВНОВЕСНЫХ РАСТВОРОВ ПРИ
ВЫЩЕЛАЧИВАНИИ ГИББСИТА, БЕМИТА И ДИАСПОРА ИЗ БОКСИТОВ

Темпера- тура, °C Состав растворов, г/л Темпера- тура, “С Состав растворов, г/л
=Г ю о О ем ТО Z о“ см то Z с < S' о в 3 \о о О см то Z ь: О то Z О S \о о В В

Гиббсит (гидраргиллит) А1(ОН)3

70 159,0 141,3 90,3 2,88 2,57 100 153,0 138,4 130,5 1,93 1,75
70 213,0 191,2 146,5 2,40 2,15 100 208,5 186,7 206,0 1,67 1,49
70 260,5 231,9 209,5 2,05 1,82 100 249,0 221,4 276,1 1,48 1,32

Бемит А1ООН

200 153,3 134,7 145,8 1,73 1,52 220 156,9 141,1 162,3 1,59 1,43
200 204,0 179,9 208,4 1,61 1,42 220 205,2 181,5 217,9 1,55 1,37
200 254,7 221,0 263,5 1,59 1,38 | 220 251,3 224,5 275,6 1,50 1,34

Диаспор А1ООН

240 167,5 152,0 163,5 1,69 1,53 260 168,5 151,0 172,5 1,59 1,44
240 223,0 195,0 219,0 1,67 1,49 260 208,5 196,5 235,0 1,46 1,38
240 263,0 242,0 278,0 1,56 1,43 260 255,0 240,8 294,0 1,43 1,35
240 294,0 279,0 326,0 1,48 1,41 260 304,0 292,7 364,0 1,37 1,32

Рис. 7. Влияние температуры иа равновесный каустический модуль
(с*к) алюминатного раствора при выщелачивании природных гидро-
окисей алюминия; концентрация Na2OK, г/л:

/ _ 150; 2 — 2Q0; 3 — 250; 4 — 300
Для этого к равновесному модулю, соответствующему температуре
выщелачивания, прибавляют 0,2—0,3 (запас модуля).

Чтобы снизить расчетный модуль при выщелачивании, что
означает уменьшение объема оборотного раствора на единицу
массы боксита, необходимо поднять температуру выщелачивания.
Реальным является получение в автоклавных условиях алюми-
натных растворов с сек = 1,5. Это возможно, если выщелачивать
гиббситовые бокситы при 120—140° С, бемитовые — при 240—
250° С и диаспоровые — при 270—290° С, применяя оборотный
раствор с 200—220 г/л Na2OK. Установившейся в настоящее время
практикой получают алюминатные растворы с ак = 1,6=1,7 при
выщелачивании гиббситовых бокситов при 105° С, бемитовых —
при 205—230° С и диаспоровых — при 230—245° С оборотными
растворами с 240—300 г/л Na2OK.

Физические свойства

Плотность. Величинами плотности алюминатных рас-
творов часто приходится пользоваться в научных и практических
расчетах, так как в справочной литературе концентрация раство-
ров выражается как в процентах по массе, так и в граммах на литр.

Некоторые экспериментальные данные о плотности алюминат-
ных растворов разной концентрации при различных температурах
приведены в табл. 4 [15]. Опытные данные о плотности для темпе-
ратур 25—100° С подчиняются эмпирической зависимости [16].

+ = do. t + aCN + 6• 10'3Сл + 1,7-10’^Сд + 1,1-10^CNCA,

Где dp>/ — плотность воды при температуре t °C, г/см3; CN, СА —
концентрации соответственно №гО и АЕОз, %; а — температур-
ный коэффициент,

а = 0,0141 - 1,2-10-Б(/— 25) + 6-10-8(/— 25)а.

Приведенными выше формулами можно пользоваться для опре-
деления плотности алюминатных растворов с ак ~ 2,0 и концен-
трацией до 28% №гО и 15% АЕОз.

Плотность алюминатных растворов концентрацией №гО до
200 г/л предложено определять по фйэрмуле [17]

d = 1,002 + (0,00109 + 5,9-1 О’6?1) Сд,,

где CN — концентрация ПагО, г/л.

Если известна плотность алюминатного раствора при 25° С, то
плотность при другой температуре может быть определена из урав-
нения

dt = — (Т — 25) а,

где а = 0,00075 — для растворов 75—100 г/л NaaO, а
0,00077 — для растворов 100—125 г/л ЫазО.
ПЛОТНОСТЬ АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ

Содержание, % “к Плотность, г/смв, при температуре» °C
Na, О AI,О, 50 100 150 200 250 300
5,0 0 1,056 1,027 0,988 0,937 0,883 0,812
1,18 7,0 1,064 1,035 0,996 0,949 0,892 0,821
2,36 3,5 1,072 1,043 1,006 0,957 0,900 0,830
3,30 2,5 1,079 1,048 1,012 0,965 0,907 0,834
10,0 0 — 1,126 1,095 1,057 1,012 0,962 0,903
2,36 7,0 1,144 1,113 1,079 1,033 0,983 0,921
4,73 3,5 1,161 1,130 1,097 0,051 0,996 0,938
6,61 2,5 1,176 1,145 1,112 1,070 1,015 0,954
15,0 0 —. 1,196 1,164 1,127 1,083 1,039 0,986
3,54 7,0 1,225 1,193 1,156 1,118 1,070 1,015
7,09 3,5 1,254 1,222 1,187 1,145 1,096 1,045
9,91 2,5 1,279 1,247 1,215 1,173 1,126 1,072
20,0 0 — 1,264 1,282 1,195 1,154 1,112 1,065
4,72 7,0 1,306 1,273 1,237 1,198 1,155 1,109
9,45 3,5 1,353 1,316 1,281 1,241 1,198 1,152
13,21 2,5 1,391 1,356 1,319 1,280 1,237 1,192
16,45 2,0 1,432 1,396 1,360 1,321 1,281 1,235
21,43 1,5 1,497 1,462 1,423 1,381 1,343 1,302

Для приближенных расчетов плотности промышленных алю-
минатных растворов любого состава и с любым каустическим моду-
лем можно пользоваться уравнением

d = d,v -J- 0.009Л + 0,0045/Vy,

где dN — плотность раствора чистой NaOH, концентрация ИагО
в котором равна содержанию Na2Oo6ni в алюминатном растворе
(Na2Oo6u| = Na2OK Na2Oy); А и Ny — соответственно концен-
трации АЬОз и NaaOy в алюминатном растворе, %.

Если в растворе соды нет или концентрация ее неизвестна, то
d = dN Д 0,009Л.

Значения плотности раствора NaOH приводятся в справочной
литературе [13].

Для практических целей, когда концентрация компонентов
алюминатного раствора дана в граммах на литр, удобнее всего
плотность определить по уравнению [11, 13]

d = ~ + У + 0.0009Л + 0,000425/Vy ,

где А и Ny — концентрации А1гОз и Na2Oy, г/л; dn — плотность
раствора NaOH с концентрацией ИагО, г/л, равной концентрации
ИагОобщ в алюминатном растворе, г/л.
вязкость
АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ
ПРИ 40—100° С 113J

УДЕЛЬНАЯ ЭЛЕКТРОПРОВОДНОСТЬ
АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ

ПРИ 40—80° С

Состав Вязкость, сП,

раствора при температуре, °C

в “общ 1C/J "О'IV 40 50 60 80
1,48 40 1,09 0,93 0,91 0,80
1.50 80 1,75 1,31 1,20 0,97
120 2,46 1,85 1,74 1,23
160 3,82 2,87 2,65 1,74
200 5,52 4,05 3,16 2,18
240 10,91 7,30 5,03 3,02
280 21,13 12,99 8,44 4,57
320 39,52 23,70 14,95 7,57
1,63 40 1,10 — 0,90 0,85
1.65 80 — 1,35 1,10 —
120 -—. 2,20 — —
160 4,40 3,40 2,70 1,80
200 7,40 5,40 3,80 2,50
240 12,60 8,70 5,90 3,70
280 22,90 14,70 10,20 5,40
1,97 40 1,03 0,94 0,86 0,82
2.01 80 1,51 1,26 1,20 1,02
120 2,91 2,24 2,00 1,44
160 5,23 3,83 3,09 2,18
200 9,66 6,55 4,86 3,15
240 17,58 11,62 8,06 5,43
3,53 40 1,43 1.21 — —
3.58 80 2,84 2,26 1,87 —
120 5,95 4,33 3,43
140 9,28 6,43 4,89

* “общ — моляРное отношение Na2OogI4

Удельная электропровод-
ность, Ом-1, см”1, при
температуре, °C

“общ О < 40 50 60 80
1,48 40 0,099 0,112 0,130 0,154
1,50 80 0,139 0,164 0,185 0,228
120 0,154 0,190 0,220 0,281
160 0,133 0,176 0,216 0,292
200 0,118 0,156 0,196 0,277
240 0,092 0,127 0,168 0,249
280 0,067 0,098 0,137 0,190
320 0,050 0,075 0,108 0,190
1,63 40 0,126 0,143 0,167 0,200
1,65 80 0,176 0,208 0,243 0,300
120 0,173 0,210 0,249 0,323
160 0,159 0,197 0,242 0,329
200 0,134 0,173 0,218 0,317
240 0,105 0,144 0,188 0,290
280 0,082 0,120 0,157 0,250
1,97 40 0,167 0,196 0,234 0,293
2,01 80 0,224 0,271 0,292 0,380
120 0,220 —. 0,317 0,416
160 0,183 0,245 0,287 0,401
200 0,142 0,196 0,257 0,381
240 0,115 0,157 0,207 0,325
3,53 40 0,280 0,330 0,373 0,455
3,58 80 0,302 0,380 0,439 0,539
120 0,243 0,309 0,389 Не опр.
140 0,213 Не опр. 0,350 0,510

Таблица 6

ВЯЗКОСТЬ АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ ПРИ ВЫСОКИХ ТЕМПЕРАТУРАХ

“к Na2O, % Вязкость, сП, при температуре, °C
125 150 175 20J 225 250
1,99 20,7 Не опр. Не опр. 1,26 1,09 0,93 0,82
3,47 19,1 1,15 0,75 0,59 0,48 0,41 0,36
22,0 Не опр. Не опр. 0,88 0,70 0,62 0,55
Таблица 8

СРЕДНЯЯ УДЕЛЬНАЯ ТЕПЛОЕМКОСТЬ АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ

Na2°K' % “к- ср, ккал/(кг-°С), при температуре, °C
125 150 200 250 300
22,0 1,55 0,72 0,73 0,72 0,72 0,71
20,7 1,99 0,76 0,78 0,77 0,77 0,77
20,7 2,49 0,79 0,80 0,79 0,79 0,79
22,4 0,78 0,78 0,78 0,77 0,68
19,5 3,50 0,82 0,82 0,83 0,82 0,82
21,2 3,50 0,81 0,81 0,81 0,81 0,81
22,7 3,50 0,80 0,81 0,81 0,80 0,80

Если соды в растворе нет, то уравнение упрощается:

d У (4У + °*0009Л •

Вязкость. Вязкость алюминатных растворов до 100° С
измерена вискозиметром Оствальда, а при 100—250° С — методом
падающего груза. Значения вязкости для некоторых растворов
приведены в табл. 5, 6. Как видно, вязкость алюминатных раство-
ров очень сильно возрастает с увеличением концентраций и пони-
жением температуры.

Электропроводность. Значения удельной электро-
проводности для некоторых алюминатных растворов приведены
в табл. 7 [13].

Теплоемкость. Для теплотехнических расчетов поль-
зуются значениями средней удельной теплоемкости ср, а для тер-

Таблица 9

ИСТИННАЯ УДЕЛЬНАЯ ТЕПЛОЕМКОСТЬ АЛЮМИНАТНЫХ
РАСТВОРОВ

Na2°K ак с , ккал/(кг-°C), №«°к сс„ с , ккал/(кг.°С),
при температуре, °C при температуре. °C
% 5‘? 75 90 % 50 75 90
18,56 1,34 Не опр. 0,76 0,76 12,46 1,99 Не опр. 0,86 0,86
22,08 1,34 То же 0,71 0,71 16,90 1,99 То же 0,82 0,81
18,86 19,68 1,54 1,54 Не опр. 0,75 0,77 0,76 0,77 0,76 21,20 23,77 1,99 1,99 0,77 Не опр. 0,77 0,75 0,77 0,75
22,74 1,54 Не опр. 0,72 0,72 7,95 3,47 То же 0,91 0,91
17,64 1,69 Не опр. 0,80 0,80 14,25 3,47 То же 0,86 0,87
19,97 1,69 0,76 0,76 0,76 17,28 3,47 0,84 0,85 0,85
21,11 1,69 Не опр. 0,76 0,76 20,35 3,47 0,82 0,83 0,83
23,25 3,47 0,80 0,81 0,81
ДАВЛЕНИЕ ПАРА АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ ПРИ
РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ

“к Na2oK. % Р, мм рт. ст., при температуре, °C
25 50 75 90 97
1,55 19 11,8 50,7 167,2 Не опр. 411,0
1,70 19 12,1 51,5 168,5 То же 415,0
2,5 11 19,2 76,0 238,5 431,5 568,0
2,5 15 16,1 65,9 206,8 375,5 497,0
2,5 19 12,1 53,0 171,5 318,5 417,0
2,5 23 9,2 39,0 Не опр. Не опр. Не опр.
3,5 11 19,3 76,0 239,0 431,5 569,0
3,5 15 16,2 66,1 218,7 377,2 501,5
3,5 19 12,9 53,8 173,0 321,5 422,0
3,5 23 9,5 40,3 132,8 253,5 333,0

модинамических исследований — истинной удельной теплоем-
кости ср.

При температурах до 100° С теплоемкость измерена с помощью
калориметра Вревского, а от 100 до 300° С — методом сбрасыва-
ния нагретой ампулы с раствором в массивный калориметр
с изотермической оболочкой (В. П. Машовец и др., ЛХТИ им. Лен-
совета). Значения теплоемкости некоторых алюминатных раство-
ров приведены в табл. 8, 9.

Давление пара. Давление пара над алюминатными
растворами определено В. П. Машовцом с сотрудниками статисти-
ческим методом (давление определено манометром при заданной
температуре и длительной выдержке раствора) (табл. 10).

Строение алюминатных растворов

Поведение растворов алюмината натрия весьма своеобразно и не похоже на
поведение растворов большинства солей. Основные особенности поведения раство-
ров алюмината натрия следующие: 1) алюминатные метастабильные растворы мо-
гут длительное время быть прозрачными, если их не перемешивать с затравкой
гидроокиси алюминия; 2) алюминатные растворы одного и того же состава могут
быть устойчивыми и неустойчивыми в зависимости от температуры; для растворов
различной концентрации при одной и той же температуре характерны различные
ак> при которых растворы становятся устойчивыми.

Особенности поведения алюминатных растворов обусловлены спецификой
их строения. Согласно современным представлениям, алюминатные растворы
имеют ионное строение [12, 18]. Многочисленными физико-химическими исследо-
ваниями (термодинамическими, спектральными, электрохимическими и др.) [18]
установлено, что алюминатные растворы представляют собой истинные растворы
алюмината натрия, в которых алюминий входит в состав алюминатных анионов,
различных по составу в зависимости от концентрации и температуры. Большин-
ство исследователей считает [12, 18], что в алюминатных растворах малой и сред-
ней концентрации (условно до 150 г/л А12Оз) ненасыщенных (область I на рис. 5)
22
и с высоким значением ак находятся ионы Na+, ОН~ и Al (OH)j. С ростом концент-
рации стабильных алюминатных растворов и температуры происходит дегидрата-
ция алюминатных ионов, например, по следующей условной схеме:

Al(OH)f Z2 А1О(ОН)2 + Н2О А1О2 + 2Н2О. (3)

В неустойчивых алюминатных растворах с малым ак (область //на рис. 5)
состав алюминатных анионов более сложный. Наряду с А1(ОН)у (для малых и
средних концентраций) и дегидратированных ионов А 10(0Н).7 или А12О(ОН)й~
(для более высоких концентраций) имеются комплексные сложные ионы [12,
18—20]. Поданным работ[12,19], ионыА1(ОН)р и AlO(OH)j склонны к полимери-
зации с образованием сложных полимеров, переходящих при определенных усло-
виях в твердую А1(ОН)3:

rnAl(OH)jT2Alm(OH)Jm+1 + (т —1)ОН-^2тА1(ОН)34-тОН-. (4)

По другим данным [18, 20], отрицается процесс полимеризации алюминатных
ионов в пересыщенных растворах, так как этому процессу препятствуют прочные
гидратные оболочки около простых ионов Al(OH)j и катион-ионные взаимодей-
ствия. Временная устойчивость таких растворов связана не столько с составом
алюминатных ионов,сколько с размерами и активностью внешнесферного окруже-
ния алюминатных ионов. Именно внешнесферная ассоциация и определяет такие
макросвойства растворов, как вязкость, электропроводность, давление пара воды
над раствором и др. При условиях ослабления катион-ионных взаимодействий и
снижения активности гидратных оболочек происходит разложение по реакциям:

А1(ОН)7 А1(ОН)3 + ОН"; (5)

Al2O(OH)g- + Н О Z2 2А1(ОН)3 + 2ОН". (6)

Процесс самопроизвольного разложения метастабильных алюминатных рас-
творов очень сложен. Он сопровождается освобождением гидроксил-ионов и уве-
личением pH среды во времени. Разложение алюминатных растворов — автоката-
литический процесс, в котором катализатором является как гидроокись алюминия,
так и добавки различных солей. Расхождение различных исследователей во
взглядах на механизм процесса разложения пересыщенных алюминатных раство-
ров обычных концентраций (от 70—80 до 150—180 г/л по А12О3) заключается в раз-
личных подходах к процессу полимеризации или гидролиза сложных комплексных
ионов. Необходимы дополнительные исследования для раскрытия сущности прев-
ращения комплексных алюминатных ионов в гидроокись алюминия.

Цикл способа Байера в системе NaiO—А1гОз—НгО

При переработке бокситов по способу Байера алюминатный
раствор проходит замкнутый цикл, состоящий из процессов выще-
лачивания, разбавления, разложения и выпарки. Изменением
температуры и концентрации АкОз и Na2OK в алюминатном
растворе достигается осуществление этих основных процессов
с переводом окиси алюминия из боксита в товарную гидроокись
алюминия. Рассмотрим этот цикл применительно к выщелачива-
нию диаспорового боксита (рис. 8).

1. Диаспоровый боксит выщелачивают оборотным алюминат-
ным раствором с 280—300 г/л ПагОк при ак = 3,3-н3,5 и темпера-
туре 235—245° С. Точка А на рис. 8 соответствует составу такого
оборотного раствора. В процессе выщелачивания боксита в рас-
твор переходит диаспор А1ООН (АкОз-НгО), и состав раствора
будет изменяться по линии АБ (линии выщелачивания), соеди-
няющей точку А с точкой АкОз* НгО на оси ординат (85% АкОз).
Если выщелачивается гиббситовый боксит, то состав раствора при
выщелачивании изменяется по прямой, соединяющей точку А
с точкой АЬОз'ЗНаО на оси ординат (65,4% А1гОз).

Соотношение между оборотным раствором и бокситом, посту-
пающими на выщелачивание, определяется задаваемым каусти-
ческим модулем конечного алюминатного раствора в точке Б.
Задаваемый модуль в свою очередь определяется температурой
выщелачивания. Точка Б, соответствующая практическому а,;
алюминатного раствора,"лежит несколько ниже изотермы раствори-

О 5 10 15 20 25 30

№20, % (по пассе)

Рис. 8. Цикл способа Байера в системе
Na,O — А 1.0,—Н2О

«глухим» паром (через змеевики)

мости для температуры выще-
лачивания, каустический мо-
дуль относительно которой на-
зывается равновесным или
теоретическим (акравн). Это
связано с тем, что практически
нецелесообразно тратить дли-
тельное время на достижение
акРавн- Равновесный каустиче-
ский модуль алюминатного рас-
твора при температуре выщела-
чивания 240—245° С равен
1,30—1,35; выщелачивание же
ведут до расчетного модуля
ак = 1,5-М,6.

Изменение состава алюми-
натного раствора на отрезке
АБ соответствует условиям вы-
щелачивания, при которых авто-
клавная пульпа нагревается
и не разбавляется конденсатом.

Когда же автоклавная пульпа нагревается непосредственно

острым паром, то она в процессе постепенно разбавляется кон-
денсатом, и состав раствора будет изменяться по линии АБ1.

Линии АБ и AEi являются линиями выщелачивания боксита

без учета поведения растворимого кремнезема в этом процессе.
Если же это учесть, то линия выщелачивания немного изменится
(линия ДБг), так как кремнезем свяжет часть NazO и А1гОз из

раствора в осадок в виде гидроалюмосиликата натрия условного
состава NazO-А1гОз- l.TSiOz-xHzO.

Полученный алюминатный раствор в точках Б, Б1 и £>г не на-
сыщен окисью алюминия и является устойчивым при температуре
выщелачивания.

2. Автоклавную пульпу после выщелачивания охлаждают до
температуры 95—100° С и разбавляют промывной водой от про-
мывки красного шлама с 50—60 г/л Na2OK и alt = 1,7-М,8. Раз-
бавленный раствор содержит 130—150 г/л Na2OK. Каустический
модуль промывной воды выше модуля неразбавленного алюминат-
ного раствора на 0,1—0,2, который после разбавления имеет ак =
= 1,6-e-l ,7. Разбавленный алюминатный раствор должен иметь
каустический модуль — 1,7 во избежание гидролиза его при дли-
тельном процессе отделения и промывки красного шлама. Если рас-
твор после разбавления имеет модуль меньше 1,7, то его следует
закрепить небольшим количеством оборотного раствора.

В процессе разбавления автоклавной пульпы состав алюминат-
ного раствора изменяется по линии Б2В (линия разбавления), ле-
жащей чуть ниже линии изокаустического модуля неразбавлен-
ного раствора (ак = 1,5—е—1,6). Раствор в точке В теоретически
неустойчив, так как эта точка лежит немного выше изотермы рас-
творимости для 95° С, при которой осуществляется отстаивание
красного шлама. Однако в условиях сгущения шлама (без затравки
гидроокиси алюминия и без перемешивания суспензии) разложе-
ния раствора практически не происходит.

3. После отделения от красного шлама алюминатный раствор
охлаждают до —55° С, и он подвергается разложению (декомпо-
зиции) с осаждением А1(ОН)з. Состав раствора при декомпозиции
изменяется по линии ВГ (линия разложения), расположенной на
прямой, соединяющей точку В с точкой АЬОз-ЗНаО на оси орди-
нат. В процессе длительной декомпозиции температура раствора
самопроизвольно снижается до 45—47° С. Равновесный модуль
при этой температуре составляет 3,8—4,0. Практически разло-
жение ведут до ак — 3,24-3,4, чему соответствует выход гидро-
окиси алюминия 50—55%, определяемый по формуле

где ан и ак — каустический модуль раствора в начале и в конце
декомпозиции соответственно.

4. После отделения гидроокиси алюминия от маточного рас-
твора этот раствор упаривают до концентрации оборотного рас-
твора (260—280 г/л Na2OK). При этом ак остается постоянным, и
состав раствора при упаривании изменяется по линии ГД (линия
выпарки). К раствору состава Д добавляют свежую щелочь (кау-
стик) для возмещения потерь и получают исходный оборотный
алюминатный раствор состава А (280—300 г/л Na2OK).

Таким образом замыкается цикл алюминатного раствора.

Поведение различных элементов

Выше уже говорилось о химических реакциях и поведении
алюминия (гидроокисей алюминия) при выщелачивании боксита
и в цикле Байера. Рассмотрим поведение в этом процессе других
наиболее важных элементов, входящих в различные минералы
боксита.

Кремний. Этот элемент находится в бокситах в составе
кремнезема SiOz (аморфная кремнекислота, опал, кварц), каоли-
нита AlzO3-2SiOz«2H2O и хлоритов (шамозитов^^ожного состава.
Растворимость SiC>2 в растворе NaOH очень высока, скорость же
растворения его различна в зависимости от структуры минерала.
Аморфная кремнекислота, вулканическое стекло и опал раство-
ряются в щелочи очень быстро даже при обычной температуре.
Кварц растворяется очень медленно — заметное растворение его
начинается при температуре выше 150° С. Каолинит начинает
заметно взаимодействовать с раствором NaOH при температуре
выше 50“ С, плохо откристаллизованные шамозиты — при 70—
100“ С, хорошо откристаллизованные — при. температуре выше
200—240° С.

Алюминатные и щелочные растворы с одинаковой концентра-
цией Na2OK реагируют с минералами кремния одинаково по реак-
ции

SiO2 + 2NaOH = Na2SiO3 + Н2О. (7)

Однако если концентрация SiO2 в растворе NaOH со временем
растет постоянно, то в алюминатном растворе она достигает не-
большого максимума (2—10 г/л S1O2 в зависимости от концентра-
ции щелочи), а затем быстро снижается в результате осаждения
малорастворимого гидроалюмосиликата натрия (сокращенно
ГАСН) по реакции

1,7Na2SiO3 + 2NaAl(OH)4 = Na2O - Л12О3-1,7SiO2 - Н2О

-|-3,4NaOH+ 1,ЗН2О. (8)

Каолинит разлагается по реакции

Al2O3-2SiO2-2H2O + 6NaOH = 2Na2SiO3 + 2NaAl(OH)4 + Н2О

(9)

с последующим осаждением ГАСН по написанной выше реакции.
Алюмосиликаты железа и магния (хлориты, шамозиты) с об-
щей формулой /nFeO-nMgO-АКОз-хГегОз-г/ЗЮг-гНгО разла-
гаются алюминатными растворами также с образованием ГАСН.
Наиболее распространенная в бокситах разновидность хлоритов—
шамозит взаимодействует с растворами, например, по следующей
предполагаемой реакции:

1,7 (4FeO- Al2O3-3SiO2-4H2O) ф- 3,4NaOH ф- 2,6NaAl(OH)4 =

= 3 (Na2O- A12O3-1,7SiO2- H2O) ф- l,7Fe3O4 ф-

+ l,7FeO-]-9H2O + l,7H2 (10)

с образованием высокодисперсного черного магнетита, закиси
железа и водорода.

Как видно, кремний при выщелачивании боксита переходит
в алюминатный раствор и затем осаждается в красный шлам. С ним
теряется такое количество А1гОз и ИагО, которое соответствует
составу ГАСН — ИагО-А1гОз-l,7SiO2-H2O. Образованием этого
соединения обусловливаются основные химические потери окиси
алюминия и щелочи с отвальным красным шламом.
Исходя из состава ГАСН, теоретическое (химическое) извле-
чение АкОз из боксита рассчитывают по одной из двух нижепри-
веденных формул, %:

ет = 100

т а
или

llSi — 1

ет = ----------

BSi

100,

где а и s — содержание соответственно АкОз и SiOa в боксите, %
(по массе); pSi — кремневый модуль боксита.

Химические потери щелочи определяются по уравнению

м ~ 0,6sl000 .т „ 0,6-1000

Ма2Оуд= с-_— или Ка2Оуд = -ц-тгг,

где Na2Oyfl — удельные потери Na2OK на 1 т АкОз, кг; 0,6 — коэф-
фициент. равный отношению ЫагО к SiOa по массе в ГАСН.

Если на выщелачивание боксита вводится известь, то некото-
рая часть кремнезема связывается в очень малорастворимый ги-
дроалюмосиликат кальция (гидрогранат) по реакции

ЗСа(ОН)2 ф- 2NaAl(OH)4 + mNa2SiO3 =

= ЗСаО-Al2O3-mSiO2(6 — 2m)H2O ф-2(1 -ф m)NaOH -ф mII2O,

(И)
где т = 0,4—1,0.

В этом случае химические потери щелочи с красным шламом
снижаются (например, при выщелачивании диаспорового боксита
СУБРа с pSi = 12 добавка 3% СаО к бокситу снижает содержание
ЫагО в шламе с 6—8 до 3—4%).

Осаждение ГАСН в процессе нагревания пульпы из боксита и
оборотного раствора и ее автоклавного выщелачивания приводит
к зарастанию теплообменников и автоклавов. Поэтому при пере-
работке бокситов с повышенным содержанием кремния в составе
каолинита и других легкорастворимых минералов в практике
часто применяют предварительное обескремнивание боксита —
длительную выдержку сырой пульпы в мешалке при температуре
около 100° С. Этим достигается кристаллизация основной части
гидроалюмосиликата в объеме пульпы мешалки, т. е. до поступле-
ния пульпы на нагрев и выщелачивание.

В составе ГАСН в красный шлам переходит основная часть
кремния из боксита, и лишь малая его часть остается в алюминат-
ном растворе.

Истинная растворимость кремния в алюминатном, маточном и
оборотном растворах обычной концентрации незначительна и
составляет при 50—250° С 0,1—0,5 г/л (по SiCk), т. е. равновесный
кремневый модуль всех алюминатных растворов находится в пре-
делах 400—600. Однако истинно равновесная концентрация крем-
ния и равновесный кремневый модуль в таких растворах могут
быть достигнуты лишь при высоких температура., и при длптель-
ной выдержке растворов при перемешивании. После же раство-
рения всех кремнийсодержащих минералов образуются алюми-
натные растворы, пересыщенные, метастабильные по кремнию;
концентрация SiO2 в них составляет единицы граммов в литре
(pSi = 30—50).

На рис. 9 показано примерное поведение алюминия и кремния
в цикле процесса Байера. Устанавливающиеся концентрации
АБОз и SiOz в растворах обеспечивают получение гидроокиси
алюминия, кондиционной по содержанию вредной примеси SiCk.

Рис. 9. Изменение концентрации AltOs (7) и SiO8 (2) в растворах процесса
Байера:

Железо. Этот элемент представлен в бокситах в основном
окисями и гидроокисями, а также в малых количествах — суль-
фидами и карбонатом (сидеритом). Гематит (FeaOs) и магнетит
(FeaCh) не реагируют со щелочью и переходят в красный
шлам. Гидрогематит (ГегОз-пНгО), гетит (FeOOH) и лимонит
(2РегОз • ЗН2О) вследствие автоклавного выщелачивания при высо-
ких температурах обезвоживаются; в условиях разбавления
и сгущения гетит и лимонит частично снова гидратируют и набу-
хают, ухудшая свойства красного шлама.

Растворимость трехвалентного железа в алюминатных раство-
рах очень мала и составляет 10—12 мг/л по РегОз; растворимость
двухвалентного железа (гидроокиси, сульфида и оксисульфида)
несколько выше — 20—30 мг/л.

Сидерит (РеСОз) взаимодействует с алюминатным раствором
по реакциям:

FeCOs -J- 2NaOH = Fe(OH)2 -|- Na2CO3; (12)

4Fe(OH)2 = FegO4 FeO -|- 3H2O + H2. (13)

Карбонат железа переводит каустик в соду, а высокодисперс-
ные закись железа и магнетит загрязняют алюминатный раствор
и ухудшают отстаивание красного шлама.
Сульфид железа — пирит (FeSz) разлагается в алюминатных
растворах с образованием сначала растворимых метастабильных
и стабильных сложных комплексов гидроксосульфидов двух- и
трехвалентного железа. По мере окисления эти комплексы пере-
ходят в высокодисперсные закись железа и магнетит, сульфит и
сульфат натрия.

Пирит является очень вредной примесью в боксите. Он пере-
водит каустик в сульфид, а затем в сульфит и сульфат натрия;
образующиеся высокодисперсные закись и закись-окись железа
из-за повышенной растворимости и способности давать коллоид-
ные осадки загрязняют алюминатный раствор и ухудшают отстаи-
ваемость красного шлама; растворенная сера в составе сульфид-
ных и оксосульфидных ионов и комплексов заметно ускоряет
коррозию стальной баковой аппаратуры (особенно декомпозеров).

Для снижения вредного влияния сидерита и пирита пульпу до
или после выщелачивания боксита целесообразно обработать
окислителями или окислами тяжелых цветных металлов (напри-
мер, ZnO), образующими малорастворимые сульфиды. При повы-
шенном содержании этих примесей боксит может быть подвергнут
окислительному обжигу при 500—600° С, флотации или магнит-
ной сепарации в сильном поле.

Титан. Этот элемент представлен в бокситах в основном
двуокисью титана Т1О2 (анатаз, рутил) и титанатом двухвалентного
железа FeO-TiOz (ильменит). Минералы титана взаимодействуют
с алюминатными растворами очень медленно и только при высоких
температурах с образованием малорастворимого метатитаната
натрия NaHTiOs, который при разбавлении автоклавной пульпы
частично гидролизуется на NaOH и ТЮг.

Образующийся при высоких температурах метатитанат на-
трия, покрывая зерна диаспора и бемита в виде тонкой, но очень
плотной пленки, тормозит их растворение и приводит к непол-
ному извлечению А1гОз из боксита. Это вредное влияние ТЮг
нейтрализуется добавкой на выщелачивание 3—5% СаО к массе
боксита, которая образует с двуокисью титана кристаллический
титанат кальция 2СаО-ТЮг-пНгО, не мешающий выщелачиванию
боксита.

Вследствие малой скорости взаимодействия минералов титана
с алюминатными растворами и гидролиза метатитаната натрия
в промывной системе окись титана из боксита переходит в красный
шлам, почти не связывая щелочь.

Кальций, магний представлены в бокситах неболь-
шими количествами кальцита СаСОз и доломита CaCOs-MgCOs.
Карбонаты являются вредными примесями, они легко разлагаются
в щелочных растворах, переводя каустик в соду:

МеСО3 + 2NaOH = Na2CO3 +-JWe(OH)2, (14)

где Me — кальций или магний.
Затем гидроокиси кальция и магния осаждают AI2O3 из алю-
минатного раствора в красный шлам по реакции

3Ca(Mg) (ОН)2 4- 2NaAl(OH)4 ==

= 3Ca(Mg)O-Al2O3-6H2O + 2NaOH. (15)

При высоком содержании карбонатов целесообразно обжечь
боксит перед выщелачиванием при 500—600° С.

Малые примеси представлены в бокситах соедине-
ниями фосфора, фтора, ванадия, галлия, хрома и других элемен-
тов, а также органическими соединениями. Содержание каждой
малой примеси находится в пределах 0,001—0,1%. При выщела-
чивании бокситов малые примеси в большей части (на 60—90%)
переходят в алюминатный раствор в виде солей натрия (фосфата
NaaPCh, ванадата NasVOi, галлата NaGa(OH)4, фторида NaF,
органических оксалатов и т. д.), небольшая часть этих примесей
при декомпозиции соосаждается из раствора с гидроокисью алю-
миния, загрязняя ее и глинозем. Особенно вредны фосфор и вана-
дий. При электролизе глинозема выделяющиеся на катоде фосфор,
а также соединения его низшей валентности снова окисляются на
аноде, и вследствие сильной экзотермичности реакций окисления
повышается температура электролита и снижается выход алюми-
ния по току. Попавшие в глинозем примеси частично переходят
при электролизе в металлический алюминий, загрязняя его. При
концентрации в алюминатном растворе 0,4—0,5 г/л Р2О5 и V2O5
эти примеси мало соосаждаются с А1(ОН)з и практически не вре-
дят при электролизе.

Основное количество малых примесей и органических веществ
осаждается из алюминатных маточных растворов при выпарке их
в виде щелочных солей вместе с содой, из-за окраски называемой
«рыжей». Растворимость этих солей сильно снижается при повы-
шении концентрации Na2O,( и понижении температуры. На мно-
гих заводах этим пользуются для очистки алюминатных раство-
ров от примесей и для выделения из растворов сырой ванадиевой
соли (концентрата с 2—10% V2O5), из которой получают чистую
V2O5.

Очистку алюминатных растворов от хрома можно осущест-
влять с помощью Na2S, который осаждает образующиеся мало-
растворимые соединения хрома.

Галлий накапливается в оборотных алюминатных растворах до
0,1—0,2 г/л СагОз и может быть извлечен из них электрохимиче-
ским методом (электролизом или цементацией) после предвари-
тельной очистки раствора от вредных примесей (Р2О5, V2O5,
соединений серы, органических веществ и др.) способом кристал-
лизации щелочных солей при 30—40° С или осаждением с помощью
СаО.
Получение глинозема по способу Байера
Г

Выщелачивание боксита

Боксит перед выщелачиванием подвергают крупному дробле-
нию на руднике и затем усреднению, среднему и мелкому дробле-
нию и мокрому помолу — на металлургическом заводе. Твердый
боксит дробят на заводе в две-три стадии, а рыхлый — в одну-две
стадии.

Бокситы, содержащие повышенное количество каолинита
(глины), иногда целесообразно после дробления замешивать на
воде и классифицировать, а размалывать на оборотном растворе —
только крупную его часть. Глинистую суспензию следует направ-
лять либо в отвал, либо на спекание после обезвоживания сгуще-
нием.

Сильно увлажненные бокситы иногда целесообразно подсуши-
вать на руднике, облегчая перевозку и исключая смерзаемость
сырья в вагонах.

Мокрый размол боксита осуществляют в шаровых мельни-
цах, работающих в замкнутом цикле с классификаторами (спи-
ральным, реечным) или с гидроциклонами. Помол ведут на креп-
ком оборотном алюминатном растворе при ж : т = (0,8 — 1,0) : 1.
Основную часть оборотного раствора подают в классификаторы
и в мешалки для приготовления сырой бокситовой пульпы перед
ее нагревом и выщелачиванием.

Количество оборотного раствора для выщелачивания боксита
рассчитывают по уравнению

„__ Na^ ________ 0,608ссаОо (а — s) -|- O.GOScCqS ..

п (ао — аа) ~ п (ссо — аа) ’ '

где Q — объем оборотного раствора на 1 т боксита, м3; N — ще-
лочное число — количество Na2OK, на 1 т боксита, кг; ао и аа —
каустические модули оборотного и алюминатного растворов соот-
ветственно; п — общее содержание Na2OK в оборотном растворе,
кг/м3; a, s — содержание в 1 т боксита растворимых ЛЬОз и
SiOa, кг.

Приготовление сырой пульпы — непрерывный автоматизиро-
ванный процесс, который стал возможен в связи с внедрением не-
прерывного и быстрого анализа оборотного раствора и боксита
(например, методом электропроводности раствора и методами
нейтронной активации и рентгенодифракционного анализа бок-
сита). На рис. 10 приведена действующая в ВНР автоматизирован-
ная схема приготовления бокситовой пульпы [21 ], включающая
приборы анализа, автоматизированные системы пробоотбора и
дозировки.

Выщелачивание боксита должно осуществляться в условиях
максимального извлечения окиси алюминия в раствор при мини-
мальных затратах. На скорость и степень выщелачивания бокси-
тов оказывают влияние следующие основные факторы: темпера-
31
тура, концентрация щелочи и каустический модуль оборотного
раствора, крупность измельченного боксита, скорость перемеши-
вания пульпы и добавка извести.

Основным фактором, влияющим на этот процесс, является тем-
пература. Вскрытие гиббситовых бокситов с приемлемой для
практики скоростью осуществляется в настоящее время при 95—
105° С, бемитовых — при 150—200° С и диаспоровых — при 230—
245° С. Однако, учитывая выявленное в последние годы положи-
тельное влияние температуры, экономически обосновывают целе-
сообразность повышения ее для гиббситовых бокситов до 125—

Рис. 10. Схема приготовления сырой автоклавной пульпы:

1 — пробоотборник боксита; 2 — анализатор боксита; 3 — измеритель
количества боксита; 4 — измеритель количества щелочи; 5 — анализатор
щелочи

150° С, для бемитовых — до 230—250е С и для диаспоровых —
до 260—300° С. Повышение температуры приводит к значитель-
ному сокращению времени выщелачивания, снижению расхода
пара, к лучшей кристаллизации ГАСН и улучшению седимента-
ционных свойств красных шламов. При повышенных температу-
рах можно применять для выщелачивания менее концентрирован-
ные оборотные растворы (например, 200—240 г/л Na2OK при
260—280° С вместо 280—300 г/л Na2OK при 230—245° С для диаспо-
ровых бокситов).

Легковскрываемые гиббситовые бокситы измельчают перед
выщелачиванием до крупности менее 0,2—0,5мм (иногда до—1 мм);
трудновскрываемые диаспоровые бокситы измельчают до зерен
менее 0,07—0,08 мм.

Процесс выщелачивания в зависимости от условий протекает
в кинетической или диффузионной областях. Выщелачивание
32
трудновскрываемых диаспоровых бокситов при 230—245° С про-
текает в начальной стадии в кинетической, а в завершающей ста-
дии — в смешанной и в диффузионной областях.

Интенсивность перемешивания при выщелачивании бокситов
играет положительную роль, но при температурах выше 260° С
скорость процесса достаточно высока даже при слабом перемеши-
вании.

Чем ниже температура выщелачивания, тем заметнее положи-
тельная роль концентрации каустической щелочи и каустического
модуля оборотного алюминатного раствора. При температурах
выше 260—270° С влияние повышения концентрации NaaOK в обо-
ротном растворе с 200—220 до 260—280 г/л очень мало, поэтому
нет необходимости при повышенных температурах упаривать
растворы до высоких концентраций.

Так как в оборотном растворе содержится глинозем (ак =
= 3,2-г-3,6) и, следовательно, только часть каустической щелочи
является «рабочей», т. е. способной выщелачивать АкОз из бок-
сита, то существует понятие «эффективность оборота щелочи» —
Эо. Эта величина характеризует количество АкОз, которое будет
извлечено активной частью Na2OK, и определяется из уравнения

Эо = 1,645и = 1 ,645n ( ---Ц, (17)

«о“а \ аа ао / ' '

где Эо — эффективность оборота щелочи, г/л; п — концентрация
№гОк в оборотном растворе, г/л; а0 и аа — каустические модули
оборотного и алюминатного растворов соответственно.

Как видно, повышение ао и особенно снижение аа увеличивают
эффективность оборота раствора.

'“Очень большое значение для выщелачивания моногидратных
(особенно диаспоровых) бокситов имеет добавка в процесс извести.
Ее получают обжигом кускового известняка при 1000—1100° С
во вращающихся или шахтных печах. Обожженную известь в ко-
личестве 3—5% от массы сухого боксита подают вместе с бокситом
в мельницы на мокрый размол.

Существенное положительное влияние извести на скорость и
глубину растворения минералов диаспора и бемита обусловлено
образованием гидроалюмосиликата кальция (гидрограната)
ЗСаО- АкОз-(0,4-е-1,0) SiOz-xHzO, менее растворимого, чем
ГАСН. Без извести на зернах алюминиевых минералов осаждается
ГАСН в виде тонкой, но очень плотной пленки, мешающей раство-
рению этих зерен. В таких случаях из диаспоровых бокситов из-
влекается не более 80% АкОз. При добавках извести преимуще-
ственно образуется кристаллический гидрогранат, не тормозящий
растворение бемита и диаспора. Если в боксите есть минералы
титана, то, как уже было указано, образующаяся пленка метати-
таната натрия на алюминиевых минералах также мешает их рас-
творению. В присутствии извести такой пленки не образуется,
так как ТЮг связывается с СаО в более кристаллический титанат

2 Н. И. Еремин и др. 33
кальция. Аналогичную положительную роль играют соединения
стронция и бария.

Условия выщелачивания бокситов должны обеспечивать не
только максимальное извлечение АкОз из сырья, но и необходи-
мую степень обескремнивания алюминатного раствора. С учетом
того, что часть кремнезема остается в алюминатном растворе,
фактическое извлечение АкОз из боксита в раствор (£$) равно:

£‘ = (1-it-A^r!L'^)'00’4’ <|8)

где Лш, Аб — содержание АкОз в красном шламе и боксите, %;
Аш, F6 — содержание РегОз в шламе и боксите, %; Sim — содер-
жание SiCk в шламе, %.

Недоизвлечение глинозема из бокситов на практике составляет
обычно 0,5—5%; оно обусловлено главным образом присутствием
в бокситах труднорастворимых минералов алюминия -— алюмо-
гетита, корунда, алюмогематита и упорного диаспора.

Н. Н. Тихоновым (ВАМИ) даются следующие эмпирические
формулы для расчетов расхода боксита и щелочи при выщелачи-
вании сырья:

<2щ = ^^£т1,45б85 + е,14Сб), (20)

где Q6 — расход боксита на 1 т глинозема т; С}щ — расход щелочи
в виде ИйгО на 1 т глинозема, кг; Аб, Si6, S6, Сб — содержание
в боксите соответственно АкОз, SiCk, SO2 и СОг, %; £т, £ф — тео-
ретическое и фактическое извлечение АкОз, %; es— извлечение
SO2 из боксита в раствор, %.

Отделение и промывка красного шлама

Пульпа после выщелачивания бокситов разбавляется первой
промывной водой (промводой) от промывки красного шлама до кон-
центрации АкОз 120—150 г/л. Разбавление необходимо для завер-
шения обескремнивания алюминатного раствора и снижения вяз-
кости раствора до величин, обеспечивающих отделение красного
шлама с приемлемыми для практики скоростями.

Метод и аппаратурная схема отделения и промывки красного
шлама зависят от способа переработки боксита. В способе Байера
чаще всего применяют метод отстаивания в системе сгустителей,
а иногда — фильтрацию или сочетание сгущения с фильтрацией.
В последние годы в связи с изысканиями различных путей утили-
зации и переработки красных шламов в разных странах все боль-
шее значение приобретает процесс фильтрации красных шламов
и их сушка (для использования в различных отраслях промышлен-
ности). При переработке бокситов по последовательному способу
34
Таблица 11

СРАВНИТЕЛЬНЫЕ РЕЗУЛЬТАТЫ ОТСТАИВАНИЯ РАЗЛИЧНЫХ
КРАСНЫХ ШЛАМОВ (ПО ТИХОНОВУ Н. Н.)

Месторождение боксита

Химический и минералогический
состав шлама, %

Отстаивае-
мость

Дебеле (Гвинея) . . . .
Бихарское (СРР) . . .
СУБР (СССР)...........

Морташ (Турция) . . .
Власеница (СФРЮ) . .
Нанас (Индонезия)
Краснооктябрьское
(СССР) . . •..........

Североонежское (СССР)

11,5

12,0

12,7

18,0

12,9

20,7

5,0

8,1

8,3

15,5

12,1

20,6

62,5

49,4

50,0

40,7

49,2

33,5

3,6

4,4

3,3

10,5

8,1

10,8

1,5

1,4

1,3

1,0

0,8

0,7

2,4

2,5

2,4

2,7

3,5

4,1

48 14 0,3

85 2 0,1

Байер — спекание красный шлам сначала сгущают, а затем обя-
зательно фильтруют во избежание попадания в шихту для спека-
ния лишней воды и избытка каустической щелочи.

Скорость осаждения и фильтрации шлама зависит в основном
от вязкости жидкой фазы (т. е. от температуры и концентрации) и
от кристаллической структуры шлама. Как правило, скорость
возрастает с повышением содержания окислов железа и снижается
при увеличении содержания ГАСН в шламе. Поэтому в большин-
стве случаев бокситы с большим кремневым модулем образуют
после выщелачивания красные шламы с лучшими седиментацион-
ными свойствами (табл. 11).

При прочих равных условиях гиббситовые и гиббсит-бемито-
вые бокситы дают более тонкие и хуже откристаллизованные
шламы (особенно частицы ГАСН). При медленном их отстаивании
значительно снижается производительность передела, увеличи-
вается число промывок и объем промывочной воды, а также
теряется больше глинозема и щелочи с отвальным шламом.

Тонкие частицы красного шлама практически не оседают без
предварительной их агрегации (флокуляции с образованием
хлопьев). Для этого в промышленности применяют различные
флокулянты; в основном используют ржаную муку 0,3—1,0 кг
на 1 т шлама (примерно 1 кг муки на 1 т глинозема). Флокуля-
ция хорошо идет также в присутствии крахмала, ячменной мучки
и иногда — полиакриламида и сепарана.

Образованию более кристаллической структуры красного
шлама способствуют повышение температуры выщелачивания
боксита и добавка на выщелачивание извести. Для плохо сгущаю-

2* 35
щихся гиббситовых шламов иногда полезен некоторый оборот
затравки свежеосажденного шлама.

Строгой зависимости седиментационных свойств красных
шламов от крупности помола бокситов не наблюдается вследствие
достаточно высокой диспергации частичек боксита в процессе
выщелачивания, что особенно заметно для рыхлых бокситов.

Очень сильно снижается скорость отстаивания (фильтрации)
в присутствии в бокситах пирита, сидерита и некоторых органи-
ческих соединений. При повышенном их содержании шламы зави-
сают и практически не отстаиваются. В таких случаях целесооб-
разно применять предварительный обжиг боксита.

Для снижения вязкости раствора и исключения гидролиза
алюмината натрия процесс отделения и промывки красных шла-
мов ведут при температуре не ниже 95° С. Если каустический мо-
дуль алюминатного раствора недостаточен, то во избежание гидро-
лиза раствор закрепляют оборотным раствором с повышенным ак.

Алюминатный раствор после отделения от красного шлама
сгущением или фильтрацией содержит 0,1—1,0 г/л твердой взвеси
самых тонких фракций шлама. Такой раствор перед разложением
подвергают контрольной фильтрации до содержания не более
0,05 г/л взвеси на листовых фильтрах типа Келли, ЛВ-130 или
ЛВАЖ-

Промывку красного шлама ведут до содержания в отвальной
воде ПагОк 1—2 г/л. Для снижения потерь АКОз и NaaO с жидкой
фазой отвального красного шлама можно этот шлам после много-
кратной промывки в отстойниках отфильтровать на дисковых или
барабанных фильтрах. В этом случае влажность отвального шлама
снижается с 60—70% до 25—35%. Производительность фильтра-
ции различных шламов составляет'0,1—0,3 т/(м2-ч) (по сухому
продукту).

Разложение алюминатных растворов {декомпозиция)

Алюминатные растворы после контрольной фильтрации
(120—150 г/л АКОз, ак = 1,6н-1,7) перед разложением охлаждают
с 95—100 до 50—55° С в теплообменниках. Это необходимо для
создания значительного пересыщения алюминатного раствора
окисью алюминия, чтобы гидролиз раствора с осаждением
А1(ОН)з шел с приемлемой скоростью и глубиной. Величина пере-
сыщения (Пе) равна разности между концентрацией АЬОз в мета-
стабильном алюминатном растворе (А120знет) и равновесной кон-
центрацией АКОз рзвн в этом растворе при заданной температуре
и концентрации Na2OK:

Пе = А12О3 — А12О3

Чем больше величина Пе, тем выше скорость самопроизволь-
ного разложения алюминатного раствора. На всех отечественных
заводах она равна в начале декомпозиции 60—70, в конце 15—
25 г/л.
Процесс декомпозиции продолжается длительное время (50—
60 ч) при непрерывном перемешивании алюминатного раствора
в присутствии центров кристаллизации — затравки свежеосаж-
денной гидроокиси алюминия от предыдущей операции. Коли-
чество вводимой затравки определяется затравочным отношением
(3. О), которое равно отношению АкОз в затравке к АкОз в рас-
творе (по массе); на практике 3.0. = 2,0-^-2,8 [22]. Наиболее
активной затравкой является байерит—синтетическая А1(ОН)з,
выделенная при пониженной температуре.

В процессе декомпозиции по мере осаждения А1(ОН)з темпе-
ратура за счет естественного охлаждения снижается с 50—55 до
45—50 С, уменьшается пересыщение раствора, увеличивается ак
от начального 1,6—1,7 до конечного 3,2—3,5; при этом из раствора
выделяется 50—53% АкОз.

Меняя условия и режимы декомпозиции, можно регулировать
скорость осаждения гидроокиси алюминия и ее химический и гра-
нулометрический (дисперсионный) состав — зернистость. Усло-
вия процесса должны обеспечивать одновременно: 1) достаточно
высокую, приемлемую для практики скорость (продолжитель-
ность) и глубину разпожения раствора; 2) получение чистой (с ми-
нимумом примесей) А1(ОН)з и 3) получение гидроокиси с мини-
мальным количеством мелких «15—20 мкм) и крупных (>100—
120 мкм) зерен; чем выше скорость разложения раствора, тем
мельче получается гидроокись алюминия.

Практикой работы заводов США, перерабатывающих легко-
вскрываемые гиббситовые бокситы, установлены следующие тем-
пературные условия декомпозиции: /нач = 70^-80° С; /кон =
= 50 4- 55° С. Применяя эти условия к разбавленным алюми-
натным растворам (—100 г/л АкОз), достигают небольшой степени
разложения «50%), но гидроокись, а затем и глинозем полу-
чаются крупнозернистыми (так называемый «песчаный» глинозем).
Из более концентрированных алюминатных растворов (130—
150 г/л АкОз), получаемых на отечественных заветах при авто-
клавном выщелачивании диаспоровых и бемитовых бокситов,
достичь в таких же температурных режимах приемлемой скорости
и глубины разложения невозможно; поэтому начальную темпера-
туру декомпозиции на наших заводах принимают 50—55° С.
Получаемая при этом гидроокись значительно мельче американ-
ской. Получение же более крупной гидроокиси возможно при со-
блюдении за весь период декомпозиции незначительного пересы-
щения раствора, т. е. при повышенной начальной температуре
и в присутствии сравнительно малых количеств затравки А1(ОН)з.

Выход т], %, и съем Q, кг/(м3-сут), глинозема при разложении
раствора рассчитываются по уравнениям:

n = aMK~CTa- 100; (21)

q _ 24Сг] _ 24С (ссм аа) (22)

~ х — амт ’ 1 7
где С — концентрация АкОз в алюминатном растворе; ам, аа —
каустические модули маточного и алюминатного растворов соот-
ветственно; т — продолжительность разложения, ч.

С повышением скорости перемешивания наблюдается лишь
незначительное увеличение скорости разложения раствора, по-
этому необходима такая скорость, чтобы гидроокись находилась
во взвешенном состоянии во избежание забивки декомпозеров.

Органические вещества тормозят кристаллизацию гидроокиси
алюминия, адсорбируясь на активных поверхностях зерен; при
этом гидроокись получается более мелкая.

Сульфат и карбонат натрия несколько замедляют скорость
декомпозиции вследствие незначительного повышения раствори-
мости АкОз в присутствии этих добавок.

Наличие твердых взвесей различных веществ довольно активно
вызывает начало разложения метастабильных алюминатных рас-
творов. Этому способствуют также физические воздействия на
растворы (обработка ультразвуком, в магнитном поле и т. д.).

Скорость процесса разложения как реакция второго порядка
может быть выражена уравнением (по М. Канехара)

# = К(хт-х)\

где х — количество выделившегося АкОз к моменту времени т,
г/л; хт — теоретически возможное выделение А12О3 за бесконечное
время, г/л; К — константа.

После интегрирования получаем

х = (1 1 +хтААх 1 Хт'

где Ат — время, за которое выделилось х г/л АкОз; К — кон-
станта, л/(г-ч).

Процесс декомпозиции осуществляется непрерывно в батарее
декомпозеров из десяти и более аппаратов емкостью от 800 до
3000 м3 каждого. Продукционная гидроокись имеет влажность
10—14%, крупность 0—100 мкм и содержит примеси, %: 0,02—
0,08 SiCh; 0,2—0,4 NasO; 0,03—0,08 РегОз; 0,5—1,0 п. п. п. и др.

Выпаривание маточного раствора

Для замыкания цикла Байера маточный раствор выпаривают
до состава оборотного раствора концентрацией Na2O от 200 до
300 г/л в зависимости от условий выщелачивания боксита. Количе-
ство упариваемой воды зависит от температуры выщелачивания и
физических свойств отмываемого красного шлама.

В процессе выпаривания по мере повышения концентрации
Na2OK снижается растворимость соды, органических веществ и на-
триевых солей различных примесей. При охлаждении упаренного
раствора кристаллизуется сода (оборотная, или «рыжая»), а вме-
38
сте с ней — органические соединения и примеси (сульфат, вана-
дат, фосфат, фторид натрия и др.). Во время выпаривания иногда
кристаллизуется и гидроалюмосиликат натрия, усложняя осуще-
ствление процесса.

Каустификация оборотной соды

Выделенную при упарке оборотного раствора рыжую соду,
а также свежую соду подвергают каустификации известковым мо-
локом с целью получения раствора каустической щелочи для ком-
пенсации потерь Na2OK в способе Байера. Иногда часть потерь
щелочи компенсируют свежим твердым каустиком.

Каустификация идет по обратимой реакции

Na2CO3 + Са(ОН)2 2NaOH + СаСО3. (24)

Чем ниже температура, тем полнее каустификация. Однако
из-за необходимости получения кристаллического осадка процесс
ведут при 60—70 С (иногда при 90—100° С); выход обычно равен
80—90%.

Во избежание образования в осадке малорастворимой двойной
соли КагСОз-СаСОз-хНгО (пирсонит) каустификацию осущест-
вляют в растворе концентрацией Ыа2Ообщ около 100 г/л.

Известковое молоко (—200 г/л СаО) получают обжигом куско-
вого известняка при ~1000° С и гашением извести в мельницах
на слабом растворе соды.

Кальцинация гидроокиси алюминия

Цель этого завершающего процесса — перевод гидроокиси
алюминия в товарный глинозем посредством обжига ее при 1200—
1250" С. Условия кальцинации должны обеспечивать: I) минималь-
ное разукрупнение исходной гидроокиси; 2) минимальную при-
садку примесей из футеровки (в основном SiCk); 3) соответствую-
щее по ГОСТу содержание а- и у-модификаций АкОз и количество
влаги (п. п. п.); 4) необходимую для транспортирования и элек-
тролиза структуру и форму зерен глинозема.

Основные пути интенсификации способа Байера

Производство глинозема способом Байера в настоящее время
характеризуется высокими технико-экономическими показателями.
Дальнейшее развитие этого производства будет связано главным
образом с применением высокопроизводительного оборудования,
созданием максимальной непрерывности процессов с их полной
механизацией и автоматизацией. Дальнейшие усовершенствова-
ния технологии способа будут связаны с повышением темпера-
туры автоклавного выщелачивания бокситов и, возможно, с по-
вышением эффективности оборота щелочи в результате повышения
ак оборотного раствора за счет кристаллизации из оборотного
раствора гидроалюмината натрия.

На отечественных заводах, перерабатывающих бокситы по спо-
собу Байера, основными составляющими себестоимости глинозема
являются затраты на боксит (45—50%), каустическую щелочь
(10—12%), тепловую энергию (12—15%) и электроэнергию
(8—10%). Отсюда следует, что усовершенствование производства
глинозема по этому способу должно идти в направлениях сниже-
ния стоимости сырья и внедрения процессов, аппаратов и режимов,
обеспечивающих снижение расхода тепла и электроэнергии, а
а также капитальных вложений.

Внедрение непрерывных процессов (автоклавного выщелачи-
вания, декомпозиции и др.), некоторое повышение температуры
выщелачивания (до 240—245° С для диаспоровых, до 200—230° С —
для бемитовых и до 130—140° С для гиббситовых бокситов), а
также рациональное использование тепла автоклавной пульпы
(многократное самоиспарение) позволило за последние годы сни-
зить расход пара с 4—5 т до 2—3 т на 1 т глинозема.

Повышение температуры выщелачивания на действующих заво-
дах и рациональное использование пара многократной сепарации
автоклавной пульпы для подогрева сырой пульпы создали воз-
можность упрощения сложного процесса упарки маточного рас-
твора до концентрации Na2OK в упаренном оборотном растворе
200—260 г/л.

Повышение температуры выщелачивания на 1° С позволяет
уменьшить ак раствора после выщелачивания на 0,006 единиц и,
следовательно, уменьшить на 0,7—0,8% количество раствора,
перекачиваемого через автоклавную батарею [21 ]. В итоге сни-
жается расход пара.

Около 60—75% упариваемой воды в способе Байера составляет
промывная вода красного шлама. Поэтому сокращение коли-
чества этой воды дает существенную экономию пара и затрат на
выпарке. Этого можно достичь, применяя мощные (большого диа-
метра) одноярусные сгустители, обеспечивающие лучшее уплот-
нение сгущенного красного шлама (до —500 г/л). Радикальным
мероприятием является применение для отделения и промывки
красного шлама фильтрации или комбинированного метода —
сгущения и фильтрации, что стало возможным также в связи с соз-
данием мощных дисковых фильтров и барабанных фильтров со
сходящей лентой для регенерации фильтровальной ткани. Приме-
нение декомпозеров большой емкости (до 3000 м3) обеспечит сни-
жение затрат на металлоемком переделе разложения растворов.

Большие резервы экономии имеются на переделе кальцинации
гидроокиси алюминия. Применение аппаратов циклонного, взве-
шенного и кипящего слоя существенно повысит технико-экономи-
ческие показатели всех способов получения глинозема.

С целью интенсификации процессов выщелачивания и деком-
позиции предложено осаждать из упаренного оборотного раствора
40
с ак = 3,2-4-3,5 гидроалюминат натрия Na2O-А12Оз-2,5Н2О для
получения высокомодульного раствора (сск = 10-4-12) [23], на-
правляемого на выщелачивание боксита. Гидроалюминат натрия
растворяется в алюминатном растворе, снижая его ак, что приво-
дит к ускорению разложения раствора. Перед кристаллизацией
гидроалюмината натрия маточный раствор упаривают до 450—
500 г/л Na2Oo6ui, а затем охлаждают до 40—60° С.

С целью повышения каустического модуля оборотного рас-
твора, а также очистки маточного раствора от примесей перед вы-
паркой можно из раствора осаждать известью глинозем в виде
ЗСаО- А12Оз-6Н2О [24].

Комплексная переработка бокситов

В настоящее время, кроме глинозема, из бокситов извлекают
галлий и ванадий. Подготовлены к внедрению рациональные
схемы комплексной переработки отходов производства — крас-
ных шламов на глинозем, чугун и цемент. Кроме того, намечены и
уже частично реализуются пути использования красных шламов
в различных отраслях народного хозяйства.

Галлий получают из маточных или оборотных растворов
(0,1—0,2 г/л Ga) электрохимическими методами [25, 26]: электро-
лизом на ртутном катоде; цементацией на амальгаме натрия (эти
методы используются в зарубежной практике); электролизом на
твердом галлированном катоде и цементацией на галламе алюми-
ния (сплав А1 4- Ga). Последние два метода опробованы и при-
меняются в СССР, для их осуществления требуется предвари-
тельная очистка растворов от вредных примесей (Р2Оз, УгОз,
Сг2Оз, соединений серы различной валентности и др.). Очистку
растворов осуществляют либо путем обработки их известью, либо
путем кристаллизации щелочных смешанных солей натрия (фос-
фатов, ванадатов, фторидов, сульфатов и др.) после упарки рас-
твора до 200—220 г/л №2Оо6щ и охлаждения его до 30—40° С.

Ванадий извлекают из оборотных, упаренных до 200—
250 г/л №а2Ообщ растворов путем кристаллизации смешанных на-
триевых солей при охлаждении до 30—40° С; выделившийся при
этом осадок (сырая ванадиевая соль) содержит 2—10% УгОз; 4—
12% Р2Оз; остальное — в основном сульфат и карбонат натрия.
Эту соль перерабатывают на чистую пятиокись ванадия.

Красные шламы в настоящее время в основном идут
в отвалы — на шламовые поля или в водные бассейны (моря,
океаны), загрязняя окружающую природу и занимая большие пло-
щади плодородных земель. Вместе с тем красные шламы пред-
ставляют собой ценное, уже подготовленное к переработке сырье
для извлечения глинозема, щелочи, железа и других элементов [27].

Разработанные и подготовленные к внедрению способы комп-
лексной переработки красных шламов заключаются в восстанови-
тельной плавке шлама с известняком и углем при 1500—1600° С
в последовательно расположенных печных агрегатах (например,
вращающаяся печь—электропечь) с получением передельного
чугуна и саморассыпающегося алюминатно-кальциевого шлака,
выщелачивая который раствором соды, получают алюминатный
раствор, перерабатываемый на глинозем вместе с основным алюми-
натным раствором способа Байера [28]. Шлам после выщелачи-
вания шлака (y-2CaO-SiO2) поступает на производство цемента
высоких марок.

Щелочь из красного шлама может быть регенерирована обра-
боткой известковым молоком в самостоятельной ветви или в про-
мывной системе (известь подают в репульпатор одного из последних
промывателей-сгустителей красного шлама)’.

В последние годы все шире стали использовать красный шлам
как добавку к доменной шихте для выплавки чугуна и для изго-
товления различных строительных материалов — кирпича, це-
мента, шлакоблоков и др.

СПОСОБ СПЕКАНИЯ

Теоретические основы

Этим способом перерабатывают все виды высококремнистого алюминиевого
сырья. Сущность способа спекания заключается в переводе кремния из сырья
в малорастворимое в щелочных растворах соединение — ортосиликат кальция,
а алюминия и железа — в алюминат и феррит натрия при обжиге алюминиевого
сырья с содой и известняком [10, 11 ].

Любое алюминиевое сырье содержит много различных элементов и минералов.
Знание поведения их при обжиге с содой и известняком позволяет грамотно
составлять исходную для спекания шихту и вести процесс спекания.

При спекании смеси алюминиевого сырья с содой и известняком происходят
химические реакции между твердыми порошками исходных компонентов при
наличии небольшого количества расплава (жидкой фазы). Бокситовую шихту
спекают при 1200—1250' С, нефелиновую — при 1250—1300° С. Для обеспечения
полноты образования алюмината и феррита натрия и двухкальциевого силиката
через твердофазные реакции необходим очень тонкий помол исходных сырьевых
материалов. Скорость взаимодействия между двумя порошками лимитируется
диффузионным переносом и может быть выражена в общем виде уравнением

JL = XD 100~* , (25)

dt у ’

где у — толщина реакционного слоя при нагревании в течение времени т; D —
коэффициент диффузии; х — процент превращения; К — константа скорости
реакции (диффузии).

Нагреваясь до 1000—1100е С, исходные смеси для спекания превращаются
в основном в смесь окислов СаО, А12О3, SiO2, Fe2O3 и др. Это означает, что образо-
вание желаемых соединений при спекании происходит в результате взаимодей-
ствий между Na2CO3 и А12О3, Fe2O3, между СаО и SiO2, TiO2 и т. д.

Сода (поташ) активно взаимодействует с А12О3 и Fe2O3 при температуре выше
1000° С с образованием алюминатов и ферритов натрия (калия) и твердых раство-
ров алюмоферритов, состав которых зависит от дозировки соды.

При молярном соотношении Na2O : (Л12О3 |- Fe2O3) = 1,0 образуются мета-
алюминат натрия NaAlO2, метаферрит натрия NaFeO2 и твердый раствор алюмо-
феррита Na(Al, Fe)O2(Na2O-Al(Fe)2O3. Если в смеси содержится не более 15—
20% Fe2O3 от массы А12О3, то вся окись железа практически входит в состав алюмо-
феррита; избыток соды остается в спеке свободным. При молярном соотношении
Na2O : (А12О3 ф- Fe2O3) < I наряду с указанными соединениями, образуется
твердый раствор алюмоферрита Na2O-ll (Al, Fe)2O3, называемый fl-глиноземом,
который при выщелачивании остается практически неразложенным, и с ним будут
связаны потери глинозема и щелочи.

Несколько силикатов кальция различной основности образует СаО с SiO2,
однако в условиях спекания (низкая температура и непродолжительное время)
образуется только ортосиликат 2CaO-SiO2 при любом соотношении СаО : SiO2.
В присутствии Na2O двухкальциевый силикат находится в спеках в виде (Fмоди-
фикации, а без Na2O (для бесщелочных шихт) — у-модификации. Переход при
675е С Р -> у сопровождается саморассыпанием продукта в тонкий порошок.

Примеси алюминиевого сырья связываются при спекании либо с Na2O (суль-
фат и др.), либо с СаО (титанат и др.)

Таким образом, для получения в спеке хорошо растворимого, алюмината
натрия (калия) и гидролизуемого в водных растворах феррита натрия (калия),
а также очень малорастворимого ортосиликата кальция необходимо при спекании
бокситов и нефелинов соблюдать в шихте следующие молярные соотношения:

Я2О : (А12О3 + Fe2O3) = 1,00 ± 0,02,

СаО • SiO2 2,00 ± 0,03,

где R — Na или К-

Такая шихта называется насыщенной, и она обеспечивает максимальное
извлечение А12О3 и Na2O при выщелачивании спеков. Иногда для маложелези-
стого сырья (нефелинов) применяют ненасыщенную шихту, т. е. щелочь дозируют
только на соединение с А12О3.

Качество алюминатных спеков определяется содержанием растворимых соеди-
ненийА12О3 и Na2O (величиной стандартного или теоретического извлечения бд12оа
11 eNa2o)’ пористостью и прочностью. Высокое качество спека может быть получено
при соблюдении следующих условий: 1) тонина помола исходных материалов —
не более 4—5% фракции более 74 мкм; 2) тщательно перемешанные до гомогенного
состояния исходные материалы; 3) температура спекания бокситовой шихты 1200—
1250' С, нефелиновой 1250—1300' С; продолжительность спекания материала при
этих температурах 30—40 мин.

Выщелачивание спеков сопровождается следующими взаимодействиями

основных компонентов с алюминатными растворами:

Na2O.Al2O3 тв ф- 4Н2О = 2NaAl(OH)4, (26)

Na2O Fe2O3 тв ф- (1 ф- х) Н,О = 2NaOH ф- Fe2O3 -хН2О, (27)

2CaO-SiO2 4- 2NaOH 4- Н2О = Na2SiO3 4- 2Са(ОН)2; (28)

ЗСа(ОН)2 4- 2NaAl(OH)4 ф- mNa2SiO3 = ЗСаО- Al2O3-mSiO2 (6 — 2m) Н2О ф-
ф- 2 (1 ф- m) NaOH 4- тН,0; (29)

1,7Na2SiO34-2NaAl(OH)4 =Na2O-A12OS-1,7SiO2- Н2О ф- 3,4NaOH ф- 1 ,ЗН2О.

(30)

С реакциями (28—30) связаны вторичные потери А12О3 и Na2O при выщелачи-
вании спеков. Величина потерь зависит от количества перешедшего в раствор
SiO2 по реакции (28), т. е. от скорости разложения двухкальциевого силиката,
которая тем выше, чем концентрированнее раствор, выше температура и мельче
спек (шлам). Практикой выработаны следующие условия выщелачивания измель-
ченных спеков: температура 70—75' С, концентрация раствора 90—ПО гл
На2ООбщ, продолжительность 20—30 мин.

Очистка алюминатных растворов от кремния в способе спекания осуществля-
ется методом осаждения ГАСН по реакции (30) в условиях, способствующих этому
переводу (повышение температуры, ввод затравки, перемешивание и т. д.). Таким
путем можно осадить из раствора основную часть кремния (с 2—4 до 0,2—0,4 г/л
SiO2) Более глубокое выделение кремния осуществляется при вводе в раствор
Са(ОН)2 и осаждении гидрогранатов по реакции (29).
Разложение алюминатных растворов карбонизацией основано на протекании
реакций нейтрализации Na2OK и гидролиза алюмината натрия:

2NaOH + СО2 = Na2CO3 + Н2О, (31)

NaAl(OH)4 = NaOH + A1(OH)S. (32)

Этот процесс в отличие от декомпозиции идет значительно быстрее (4—8 ч), при
меньшем затравочном отношении (3.0. » 1,0) и при температуре 70—75 С.

Общие сведения о технологии

Способ спекания включает следующие основные переделы.
1) приготовление шихты (мокрой или сухой); 2) спекание шихты;
3) дробление и выщелачивание алюминатного спека; 4) отделение
и промывку шлама; 5) обескремнивание алюминатного раствора;

Рис. II. Аппаратурно-технологическая схема комплексной переработки нефе-
линов способом спекания;

1 — нефелиновая порода; 2 — известняк; 3 — возвратный раствор (промвода);
4 — шаровые мельницы; 5 — трубчатая печь спекания; 6 — холодильник; 7 —
дробилка; 8 — трубчатый выщелачиватель; 9 — стеожневая мельница; 10 —
карусельный фильтр; 11 — клинкерная вращающаяся печь; 12 — бункера для
цемента; 13 — автоклав; 14 — узел карбонизации; 15 — узел декомпозиции;
16 — барабанные фильтры; 17 — вращающаяся печь кальцинации; 18 — бун-
кера для глинозема; 19 — выпарные аппараты; 20 — центрифуга; 21 — печь
для сушки соды; 22 — печь для сушкн поташа; 23 — бункер для поташа;

24 — бункера для соды

6) карбонизацию раствора, отделение и промывку гидроокиси
алюминия; 7) упарку маточного содового раствора; 8) обжиг из-
вестняка, гашение извести, каустификацию соды и получение
раствора каустика; 9) кальцинацию гидроокиси алюминия [29].

Аппаратурно-технологические схемы способа спекания бокси-
тов и нефелинов несколько отличаются методами переработки алю-
минатных растворов (рис. 11—13).
Оборотным продуктом в способе спекания бокситов является
сода, а не каустик, как в способе Байера. Поэтому разложение
растворов ведстся методом карбонизации. Сода в виде упаренного
крепкого раствора возвращается на приготовление шихты.

Нефелиновый спек

Рис. 12. Технологическая схема переработки алюминатных растворов после выщелачи-
вания нефелиновых спеков

Нефелины в отличие от бокситов содержат щелочь в достаточ-
ном или в близком к достаточному для спекания количестве. По-
этому нефелины спекают только с известняком. Недостающее
Бокситовый спек

галлия раствор соды

На приготовление
шихты

Рис. 13. Технологическая схема переработки алюминатных
растворов после выщелачивания бокситовых спеков (шламов)
количество щелочи (не более 4% №гО) вводится в шихту в виде
оборотных промывных вод и содощелочного раствора.

В нефелиновом производстве алюминатные растворы перера-
батываются в двух ветвях: 1) для получения затравочной А1(ОН)з
соды и поташа — в содовой ветви и 2) для получения продук-
ционной А1(ОН)з и оборотного содощелочного раствора с ак =
= 3,0-4-3,4, направляемого на выщелачивание спека, — в содо-
щелочной ветви.

Подготовка шихты для спекания сводится к дроблению сырья,
мокрому размолу его, смешению и корректировке шихты. Особое
внимание обращается на тонину помола и тщательное смешение
точно сдозированных компонентов шихты. Влажность шихты
должна быть минимальной (27—29% для нефелиновой и 35—
38°" для бокситовой шихт), обеспечивающей ее жидкотеку-
честь.

Дробление боксита, известняка и нефелиновой руды ведут в не-
V сколько стадий (две — три) в щековых, конусных и молотковых
дробилках. Мокрый размол осуществляют в трубных мель-
ницах. Бокситы, как правило, измельчают вместе с известня-
ком в содовом растворе. В нефелиновом производстве нефелин
и известняк размалывают раздельно, а затем домалывают вместе,
это обусловлено большой разницей в твердости нефелина и изве-
стняка.

После размола шихта закачивается в коррекционные бассейны
(большие емкости с аэролифтным перемешиванием), где оконча-
тельно доводится до требуемого химического состава.

Соду и поташ получают в нефелиновом производстве политер-
мическим упариванием карбонатного раствора. Сначала его под-
вергают концентрационной выпарке в многокорпусной батарее,
состоящей из аппаратов большой производительности с естествен-
ной циркуляцией. Упаренный раствор после растворения в нем
двойной соли, которая получается на последующих операциях,
направляют на вторую выпарку, которая, как и все последующие,
производится в аппаратах с принудительной циркуляцией. Во
время этой выпарки из раствора выделяется сода, которую отде-
ляют от раствора в сгустителях и на центрифугах и после сушки
во вращающихся печах отгружают на склад. Раствор, оставшийся
после отделения соды, упаривают третий раз, выделяя из него
двойную соль №гСОз-К2СО3, которую отделяют от раствора
в сгустителях и затем растворяют в растворе, полученном после
первой выпарки. Осветленный раствор упаривают в четвертый,
последний раз, и из полученной пульпы выделяют поташ. Товар-
ный поташ представляет собой либо полутораводную соль
(КгСОз-БбТБО), если он получен в результате его отделения от
раствора на центрифугах, либо безводную соль — после прокалки
в печах.

Из маточных растворов после отделения поташа и из осадков
второй стадии карбонизации алюминатных растворов извлекают
галлий. Белитовый шлам нефелинового производства поступает
на получение цемента.

Аппаратура и технология основных переделов способа спека-
ния детально изложены в соответствующих главах.

КОМБИНИРОВАННЫЕ СПОСОБЫ
ПРОИЗВОДСТВА ГЛИНОЗЕМА ИЗ БОКСИТОВ

Способ Байера и способ спекания имеют определенные недо-
статки, это — ограниченность применения, высокий расход доро-
гостоящей каустической щелочи и пара (способ Байера), большие
материальные потоки, высокий расход топлива (способ спекания).
Поэтому в СССР в отличие от зарубежного производства высоко-
качественные бокситы перерабатывают не чистым способом Байера,
а комбинированным со способом спекания в параллельном ва-
рианте. При этом за счет небольшого передела спекания получают
каустическую щелочь из более дешевой соды.

В случае переработки высококремнистых бокситов с умерен-
ным содержанием окиси железа (<17—18% ГегОз) используют
комбинированный способ Байер — спекание в последовательном
варианте.

Параллельный вариант

По схеме параллельного варианта комбинированного способа
Байер—спекание (см. рис. 3) основную часть боксита перераба-
тывают по способу Байера, а меньшую часть — по способу спе-
кания. Обе ветви идут параллельно до получения алюминатного
раствора, а затем обескремненный алюминатный раствор из ветви
спекания смешивают с раствором ветви Байера, и смешанный рас-
твор подвергают декомпозиции.

Моногидрат соды от выпарки маточного раствора (рыжую
соду) вместо каустификации направляют в ветвь спекания, где
вместе со свежей содой используют для переработки новой порции
боксита.

Основные достоинства такого варианта: 1) возможность пере-
работки на одном заводе высококремнистых и малокремнистых
бокситов (первые — в ветви спекания, вторые — в байеровской
ветви); для возмещения потерь Na2OK мощность ветви спекания по
глинозему составляет 10—15% от мощности завода; 2) все потери
едкой щелочи в цикле Байера возмещаются содой, которая каусти-
фицируется при спекании с бокситом; так как едкая щелочь
дороже соды, то возмещение потерь щелочи содой снижает себестои-
мость глинозема; 3) ветвь спекания, кроме термической каусти-
фикации соды, дает дополнительное количество глинозема; 4) мо-
ногидрат соды, выпадающий при упарке, поглощает много орга-
нических веществ, которые полностью выгорают в печи спекания,
и алюминатные растворы ветви Байера очищаются от них.
Если в ветви спекания перерабатывается маложелезистая
руда, то для обеспечения стойкости алюминатного раствора на
выщелачивание снека подается маточный раствор от декомпози-
ции или промывная вода ветви Байера. Обескремнивать спека-
тельный раствор нужно до pSi ~ 250-4-300, что возможно как в ав-
токлавах, так и в мешалках.

При переработке в ветви спекания высококачественных бокси-
тов (psi ~> 6) целесообразно: 1) выщелачивание измельченного
спека в мельницах, 2) совместное отделение спековых и байеров-
ских шламов от раствора в системе промывки красных шла-
мов и 3) спекание боксита только с содой (двухкомпонентная
шихта на образование в снеке алюмината и феррита натрия и
Na2O-Al2O3-2SiO2).

Основные недостатки параллельного варианта — его слож-
ность и повышенные затраты на передел спекания.

Последовательный вариант

По схеме этого варианта (см. рис. 4) богатый АБОз и NaaO
красный шлам после безавтоклавного или автоклавного выщела-
чивания бокситов спекают в смеси с содой и известняком. Обес-
кремненный алюминатный раствор от выщелачивания спека
смешивают с разбавленным раствором процесса Байера для сов-
местного разложения.

Рыжую соду от упарки маточного раствора смешивают со шла-
мом перед спеканием. В ряде случаев, исходя из технико-экономи-
ческих соображений, на спекание красного шлама шихтуют не
свежую соду, а нефелин. Тогда шихта будет состоять из красного
шлама, оборотной рыжей соды, известняка и нефелина. Коли-
чество вводимого нефелина должно обеспечивать полное возме-
щение потерь каустической щелочи в процессе Байера.

При переработке красного шлама спеканием состав шихты
должен быть таким, чтобы получить в спеке алюминат натрия,
двукальциевый силикат и феррит натрия (кальция). Связывание
окиси железа только в феррит натрия или в ферриты натрия и
кальция зависит от содержания ЕегОз в боксите. В этом процессе
окись железа является каустифицирующим реагентом.

Если в боксите немного окиси железа то количество щелочи,
оставшейся в шламе после его фильтрации, будет достаточным
для связывания почти всей окиси железа в феррит натрия. Недо-
стающую щелочь необходимо восполнить либо свежим каустиком,
либо раствором NaOH после известковой каустификации соды,
либо соответствующим количеством боксита, добавляемым в шихту
спекания, каустифицирующими реагентами в котором будут
АБОз и ЕегОз.

Если Ее2Оз в боксите (шламе) много, то часть Fe-гОз связывается
в моно- или двукальциевый феррит, на что дозируют соответствую-
щее количество известняка ЦО, 11, 30]. В этом заключается прин-
ципиальная особенность спекания красных шламов по сравнению
со спеканием бокситов и нефелинов.

Заводской практикой установлено, что для обеспечения нор-
мального прохождения шихты через вращающуюся печь (без
оплавления) и получения хороших показателей извлечения глино-
зема и щелочи из шламового спека содержание феррита натрия
в спеке не должно превышать 14% (лучше — 10%). Избыток Fe2O3
против этого количества должен быть связан в ферриты кальция
(50% СаО-ЕсгОз и 50% 2СаО-Ее2Оз).

С целью снижения содержания Ее2Оз в шихте для спекания
возможны: 1) отбивка железистых песков из красных шламов
гидроклассификацией или магнитной сепарацией; 2) добавка
к шихте маложелезистого алюминиевого сырья (золы, нефелина
и др.); 3) осуществление процесса спекания с добавкой к шихте
угля (в восстановительной среде) и т. д.

Последовательный вариант пригоден для переработки высоко-
кремнистых бокситов и имеет следующие достоинства: 1) потери
каустической щелочи возмещаются эквивалентным количеством
соды; 2) высокое суммарное извлечение глинозема из сырья;
3) меньший поток шихты на спекание, чем при способе спекания
боксита, так как большая часть глинозема из сырья извлекается
в ветви Байера

Вместе с тем этот вариант характеризуется большими капи-
тальными затратами на 1 т глинозема и может применяться только
для бокситов с умеренным содержанием Ее2Оз, так как высокое
содержание окиси железа в красном шламе затрудняет и даже
может сделать невозможным спекание шлама из-за легкоплавкости
такой шихты.

Предложено [31 ] красный шлам выщелачивать в автоклавах
при 270° С крепкими растворами NaOH (400—500 г/л Na2OK)
в присутствии извести (—1,2 моль СаО на 1 моль БЮг), получая
алюминатный раствор с ак 13. В этих условиях из шлама из-
влекается до 90% АкОз и Na2O. Трудность практической реали-
зации требуемого технологией быстрого отделения раствора от
образующегося шлама Na2O-2CaO-2SiO2-nH2O и сложность выпа-
ривания оборотных растворов до 400—500 г/л Na2OK тормозят
внедрение этого гидрохимического способа переработки красных
шламов.

КОМПЛЕКСНАЯ ПЕРЕРАБОТКА АЛУНИТОВОЙ РУДЫ

Алунит

T?2SO4- А12(5О4)з-4А1(ОН)з

или

T?2SO4- A12(SO4)3 • 2АкОз- 6Н2О

— это калиевая соль, где 7? — К или Na, химический состав
которой, %: 37 А12Оз; 38,6 БОз; 11,4 КгО и 13 НгО. Небольшое
50
количество калия в минерале замещено натрием. Предложено
много различных щелочных и кислотных способов и схем
комплексной переработки алунитовых руд. Внедренная в про-
мышленность впервые в СССР аппаратурно-технологическая схема
(рис. 14) основана на восстановительно-щелочном способе полу-
чения глинозема, серной кислоты, сульфата калия и редких
металлов [32].

Сущность способа заключается в получении глиноземистого
концентрата, удобного для переработки наиболее простым спо-
собом Байера. Для получения такого концентрата исходную алу-
нитовую руду потвергают термической обработке в условиях, при
которых можно разложить сульфат алюминия с отгонкой окислов
серы в газовую фазу, сохранив высокую активность образующегося
'у-АБОз. Таким условиям удовлетворяет восстановительный обжиг
алунитовой руды при 520—560° С в аппаратах кипящего слоя
в присутствии газо- или парообразного восстановителя. Исполь-
зование в этом процессе твердого восстановителя (угля) непри-
емлемо, так как процесс пойдет с достаточной для практики ско-
ростью только при температуре не ниже 600—650° С, а это связано
с существенной пассивацией у-глинозема, извлечь который в атмо-
сферных условиях не представляется возможным. Применение
же в этом случае автоклавного выщелачивания нецелесообразно
вследствие усиленного растворения кварца и резкого снижения
извлечения глинозема за счет вторичных потерь.

По восстановительно-щелочному способу исходную алунито-
вую руду дробят и подвергают сухому размолу в достаточно
тонкий порошок. Затем измельченная руда пневмотранспортом
подается в печь кипящего слоя для окислительного обжига, целью
которого является максимальная степень дегидратации алунита:

500-520 °C

K2SO4- A12(SO4)3- 2А12О3-6Н2О------> K2SO4- A12(SO4)3 +

+ 2A12O3 + 6H2OJ. (33)

Потери БОз в этом процессе составляют 5—10%.

Затем дегидратированная руда поступает во второй аппарат
кипящего слоя, где подвергается восстановительному обжигу до
достижения максимальной степени разложения сульфата алюми-
ния и отгонки БОг (на 85—90%) при сохранении высокой актив-
ности -у-АБОз:

K2SO4-A1o(SO4)3 + 2А1,О3 + ЗСО(ЗН2) =

= K2SO4 + ЗА12О3 -ф ЗБО3 + ЗСО2(ЗН2О). (34)

Газ из восстановительного аппарата поступает на получение
серной кислоты обычным контактным способом, а восстановлен-
ный алунит (глиноземистый концентрат) — на переработку по
способу Байера.

Операцию предварительного нагрева и дегидратации порош-
кового алунита отделяют от операции восстановления с целью
51
члунитовая руда

Дробление и сухом размен! Й атмосферу
получения отходящих газов восстановительных печей с высокой
концентрацией SO2. В этом случае дымовые газы и водяные пары
дегидратации не разбавляют продуктов восстановления, и передел
получения серной кислоты значительно упрощается.

Для наиболее эффективного осуществления процессов обжига
и восстановления алунитовой руды наиболее приемлемы печи ки-
пящего слоя, так как в результате реакций дегидратации алунита
и разложения сульфата алюминия происходит значительное паро-
и газообразование, что обеспечивает самокипение порошка руды
и облегчает осуществление этих процессов в большом масштабе.

В качестве восстановителя используют соляровое масло, ке-
росин, конверсированный природный газ, пары элементарной
серы и др. Восстановитель подается в аппарат кипящего слоя
снизу или сбоку.

Восстановленную алунитовую руду выщелачивают оборотным
алюминатным раствором Na2OK 100—120 г/л при температуре
80—90° С в течение 30—60 мин. В этих условиях в раствор извле-
кается 83—90% АкОз от содержания в восстановленном продукте.
Шлам отделяют и промывают в сгустителях (аналогично красному
шламу); алюминатный раствор обескремнивают при 102—105° С
в течение 3—4 ч в присутствии затравки белого шлама. При вы-
парке маточного раствора выделяется основная масса (К, Na^SOa.

При переработке алунитовой породы теряется много едкой
щелочи из-за образования сульфатов и алюмосиликата натрия
и неполноты отмывки шламов. Для возмещения ее потерь преду-
смотрена ветвь восстановительного спекания смеси А1(ОН)з
с углем и (К, Na)2SO4:

fl2SO4-; 2А1(ОН)3 4-С = R2O А12О3 + ЗН2О-Ь СО + SO2. (35)

При выщелачивании спека значительная часть глинозема
остается в нерастворимом остатке и после фильтрации возвра-
щается в процесс. Алюминатный раствор от выщелачивания спека
смешивают с основным потоком и направляют на обескремнива-
ние. Образующийся при спекании разбавленный сернистый газ
выбрасывают в атмосферу или смешивают с богатым газом от вос-
становительного обжига алунита.

Возможны и другие методы получения каустической щелочи
из сульфатов. Следует в заключение отметить, что регенерация
каустика из сульфатов является самой актуальной проблемой
восстановительно-щелочного способа. При ее рациональном ре-
шении этот способ станет наиболее эффективным.

ПЕРЕРАБОТКА БЕСЩЕЛОЧНОГО
АЛЮМОСИЛИКАТНОГО СЫРЬЯ

Различные виды бесщелочного высококремнистого алюминие-
вого сырья (каолины, золы, аргиллиты, глины, сланцы, угольные
отходы и т. п.) могут быть переработаны на глинозем как щелоч-
53
ними, так и кислотными способами. В таком сырье содержится
25—35% АкОз, 45—60% SiO2 и 1—6% РегОз. Из щелочных
наиболее эффективен способ спекания с известняком (двухкомпо-
нентная шихта) с получением саморассыпающихся алюмокальцие-
вых спеков.

Этот способ детально изучен и отработан в полупромышлен-
ном масштабе [33]. Он заключается в обжиге сырьевой смеси
из алюминиевого сырья и известняка при 1300—1400° С, выщела-
чивании саморассыпающихся при охлаждении спеков оборотными
растворами соды и выделении из обескремненных алюминатных
растворов гидроокиси алюминия карбонизацией.

Основой теории Получения алюмокаль'циевых спеков (а также
шлаков) является тройная система СаО—АкОз—БЮг. Согласно
данным работы [34], во избежание кристаллизации из рас-
плава нерастворимой алюминийсодержащей фазы — геленита
(2СаО-АкОз-SiOz) теоретический состав расплава должен быть
следующим: СаО: ЭЮг = 2,0 (мол.) и СаО : АкОз> 1,28 (мол.).
В этом случае в медленно охлажденных спеках кремнезем будет
связан в у-2СаО-8Юг, а окись алюминия—в 12СаО-7АкОз
и СаО-АкОз. Содовым выщелачиванием алюминатов достигается
максимальное извлечение АкОз в раствор.

Для обеспечения высокого извлечения (85—87%) АкОз из
реальных спеков СаО : АкОз в них должно быть 1,5—1,6, что
приводит к образованию в основном 12СаО-7АкОз.

Окись железа при спекании связывается в алюмоферриты каль-
ция переменного состава. На Fe2O3 дозируют СаО в молярном
соотношении СаО :Fe2O3 = 1 : 1 или 2:1. Окись алюминия извле-
кается из алюмоферритов полностью, но несколько медленнее,
чем из алюминатов кальция.

Окись железа значительно снижает температуру появления
жидкой фазы в спеках. Для нормального ведения процесса спе-
кания количество Fe2O3 в алюминиевом сырье не должно превы-
шать 5%. При повышенном количестве окиси железа в шихту
вводят 3-7% угля, восстанавливающего Fe2Oa.

Окись магния отрицательно влияет на процесс, образуя слож-
ное соединение 6CaO-4AkO3-MgO-SiO2, извлечение АкОз из
которого не превышает 30—40%. Во избежание образования этого
соединения основность шихты (СаО : АкОз мол) повышают до
1,7—1,8 [35].

Для сохранения способности спеков к саморассыпанию содер-
жание в них №гО не должно превышать 1,5%.

При выщелачивании алюмокальциевых спеков содовым рас-
твором АкОз переходит в раствор благодаря протеканию следу-
ющей реакции:

/пСаО А12О3 Д- mNa2CO3 -I- (3 т) Н2О =

= 2NaAl(OH)4 Д- 2 (т — 1) NaOH Д- тСаСО3.

(36)
Поскольку y-2CaO-SiO2 более стоек, чем [3-2CaO-SiO2, то
вторичные потери АкОз и №гО в результате его разложения
несколько меньшие, чем при выщелачивании бокситовых и нефе-
линовых спеков.

Наилучшие результаты выщелачивания саморассыпающихся
спеков получены при обработке их в мешалках при 65—75° С
в течение 30—40 мин содовым раствором концентрации NaaOy
100—120 г/л. При этом получаются алюминатные растворы кон-
центрации АкОз 50—60 г/л при извлечении 85—86% АкОз; про-
мытый шлам содержит лишь 0,6—0,8% ЫагО и 2,0—2,5% АкОз.
Из такого шлама получен в полузаводских условиях высококаче-
ственный быстротвердеющий цемент марки 600—700.

Переработка алюминатных растворов (обескремнивание и
карбонизация) в этом способе аналогична переработке нефелиновых
растворов.

Технико-экономический анализ указывает на целесообразность
и экономическую эффективность использования способа спекания
с известняком применительно к аргиллитам, каолинам, золам
и минеральным отходам обогащения углей.

Глава 2

МАТЕРИАЛЬНЫЕ БАЛАНСЫ
ОСНОВНЫХ ПРОИЗВОДСТВ ГЛИНОЗЕМА

ПРОИЗВОДСТВО ГЛИНОЗЕМА
СПОСОБОМ БАЙЕРА

Материальный баланс составлен на 1000 кг сухого боксита.

I. Исходные данные

1. Состав бемито-диаспорового боксита, %: А12О3 53,59; SiO2 5,77; Fe2O3 19,01;
TiO2 2,72; Р2О6 0,43; V2O5 0,11; СаО 0,37; п. п. п. 1 7,73; прочие 0,17; сумма 100.

2. Состав раствора, г/д: А12О3 К'я20общ Na2O14 «общ “к

оборотного............. 135,47 295,00 280,00 3,58 3,40

алюминатного .... 140,00 153,19 140,43 1,80 1,65 —

3. Декомпозиция производится при затравочном отношении 2.

4. Влажность боксита 9%.

5. Кремневый модуль боксита 9,29.

6. Дозировка СаО 3% от массы боксита.

11. Предварительный материальный баланс (без учета механических
потерь)

1. Теоретическое извлечение окиси алюминия, %;

a—s 53,59 — 5,77
етсор - — 100 = 5з^9

= 89,23.
Здесь а — Л12О3, %; s — SiO2, %.

2. Каждый килограмм SiO2 в боксите связывает 0,61 кг Na2O (или 0,78 кг
NaOH). Потери Na2O на 1000 кг сухого боксита составят 0,61-57,7 = 35,20 кг.

Декаустифицнруется NaOH за счет СО2 боксита; СО2 рассчитывают, исходя
из содержания в сырье СаО, т. е. (62-0,37) : 44 = 0,521 кг или 5,21 кг Na2O на
1 т боксита.

Всего надо ввести свежей Na2O 35,20 + 5,21 = 40,41 кг. Приняв условно для
предварительного расчета равенство товарного выхода глинозема теоретическому
извлечению, получим, что из 1000 кг боксита переходит в товарный глинозем

535,9 0-0,8923 =478,18 кг.

Для выщелачивания этого количества глинозема необходимо оборотного
раствора V м3, в котором: А12О3 135,47 г/л; На2Ой 280 г/л; Na2Oy 15 г/л. Объем
раствора определится из балансового уравнения:

(478,18-1,65) + 5,21 = 280И-(135,47-1,65V), .
1 xj £ 1 Xj£

левая часть которого представляет собой количество Na2OK, приходящееся на
1000 кг боксита, необходимое для ввода на выщелачивание, чтобы получить
раствор с ак = 1,65. При этом учитывается и декаустификация едкой щелочи
углекислотой, содержащейся в боксите.

Правая часть уравнения —это содержащийся в V, м3, оборотного раствора
избыток Na2OK сверх количества, связываемого глиноземом оборотного раствора
до ак — 1,65.

Из уравнения находим V = 3,36 м3.

Таблица 12

ПРЕДВАРИТЕЛЬНЫЙ МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС НА 1 т БОКСИТА

Статьи баланса Компоненты, кг
А1,О, Na2°K Na2Oy со, Н2°СВ прочие
Поступает: с бокситом . . 535,90 3,70 94,60 365,80
с едким натром . . . — 35,20 — — — .—.
с оборотным раство- ром 455,18 940,80 50,40 35,77
Подвергается декаусти- фикации — 5,21
Входит в состав сырой пульпы 991,08 970,79 55,61 39,47 94,60 365,8
Переходит в шлам . . 57,72 35,20 — — 20,37 365,8
Поступает на декомпози- цию 933,36 935,59 55,61 39,47 — —
Всего. . . 991,08 970,79 55,61 39,47 20,37, 365,8
Переходит в гидроокись алюминия 478,18 253,15
Поступает на выпарку 455,18 935,59 55,61 39,47 — —
Всего. . . 933,36 935,59 55,61 39,47 253,15 365,8
Таблица 13

МЕХАНИЧЕСКИЕ ПОТЕРИ ПО ПЕРЕДЕЛАМ НА 1000 кг БОКСИТА

Потери на переделах Компоненты, кг
А12О, Na2°K Na,Oy
На складе и при дроблении боксита При мокром размоле боксита . . . Химические потери Вследствие недоизвлечения и недоот- мывки шлама При декомпозиции алюминатного рас- твора При упаривании оборотного раствора При кальцинации гидроокиси алюми- ния С готовой продукцией 1,61 ’ 0,99 • 57,72 . 4,95 • 0,96 1,82 2,87 • - 1,07 * 35,20 1,94 1,87 ♦ 3,74 • 1,67 । — 0,11 * 9 0,19 О.П 0,22 » 1
Итого. . . 70,92 45,49 0,52

?/>

В оборотном растворе будет содержаться

135,47-3,36 =455,18 кг А12О3,

280,00-3,36 = 940,80 кг Na»OK,

15,00-3,36 = 50,40 кг Na2Oy,

10,64-3,36 = 35,77 кг СО2.

Дальнейший ход предварительного материального баланса приведен
в табл. 12.

III. Окончательный материальный баланс

Величины механических потерь А12О3 и Na2O в процентах от количества,
поступающего на соответствующий передел, взяты из практики и приведены ниже:

AlgOs N82O

Потери на переделах, %:

На складе и при дроблении боксита ..... 0,30 — Q

При мокром размоле боксита......................0,10 0,20

Вследствие недоизвлечения и недоотмывки шлама 0,50 0,35

При декомпозиции алюминатного раствора .... 0,20 0,20.

При упаривании оборотного раствора........ 0,40 0,40

При кальцинации гидроокиси алюминия........0,60 —

С готовой продукцией ............................. — 0,35

Итого. . . 2,10 1,50

На основании данных предварительного баланса значений механических и
химических потерь, можно подсчитать потери А1аО3 и Na2O на 1000 кг боксита
по переделам и по всему процессу в целом. Полученные данные сведены в табл. 13.

Определяем количество оборотного раствора с учетом механических потерь,
которое должно быть введено на выщелачивание 1000 кг боксита, из уравнения:
62 7 *

-^[535,9 —(57,72 + 1,61 + 1,61 + 0,99 + 4,95)] 1,65 + 5,21 +35,2 +

+ 1,07+ 1,94 + 0,11 =280Е +46,01 135V-1,65.
Решая уравнение, определяем объем оборотного раствора V — 3,25 м3. Затем
составляем в форме таблиц материальный баланс по переделам в килограммах
на 1000 кг сухого боксита.

1. Баланс приготовления сырой пульпы

При влажности боксита 9% свободной влаги в 1 т боксита 1000-0,09 : 0,91 =
= 98,9 кг.

Связанную воду в боксите рассчитываем из состава А12О3 - Н2О, а связанную
воду в едком натре — по уравнению 2NaOH = Na2O + Н2О.

С 46,01 кг Na2O, которую необходимо добавить в процесс, вводится 13,36 кг
Н2ОСВЯЗ-

Таблица 14

БАЛАНС ПРИГОТОВЛЕНИЯ СЫРОЙ ПУЛЬПЫ

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Боксит: А12О3 прочие со2 ^%0связ Н2О 535,90 365,83 3,70 94,57 98,90 1. Сырая пульпа: А12О3 прочие Na2OK Na2Oy CQ И2ОсвЯЗ н2о СаО 973,58 365,83 954,94 48,64 38,18 107,93 3220,14 30,00
Итого. . . 1 098,90
Итого. . . 5739,24
2. Едкий натр: Иа2Ок Н2ОСВЯЗ н2о 46,01 13,36 4,75 * 2. Потери при приготов- лении пульпы: А12О3 Na2OK Na2Ov 2,6 > 1,07 0,11
Итого. . . 64,12
Итого. . . 3,78
3. Оборотный раствор А12О3 Na2OK Na2Oy СО Н2о 440,28 910,00 48,75 34,48 3 116,49
Итого. . . 4 550,00
4. Известь 30,00
Всего. . . 5 743,02 Всего. . . 5743,02

* Влажность щелочи 8%.
Количество оборотного раствора на 1000 кг боксита, кг:

А1„О3 • • 3,25-135,47 =440,28;

Na2OK • 3,25-280,00 = 910,00;

Na2Oy • • • 3,25 15,00 = 48,75;

СО2 ••• 3,25-10,64 =34,58.

Итого . . . 1433,51

При плотное*» оборотного раствора 1400 кг/м3 масса его 3,25 1400 = 4550 кг.
Воды в оборотном растворе

4550— 1433,51 =3116,49 кг.

Дальнейший ход расчета представлен в табл. 14.

2. Баланс выщелачивания боксита

При автоклавном выщелачивании пульпа разбавляется конденсатом острого
пара, который вводят в пульпу для ее нагрева. Разбавление рассчитывают на
основании теплового баланса; для данного случая оно составляет 20,1% от массы
сырой пульпы. При сепарации происходит упаривание автоклавной пульпы,
благодаря чему разбавление автоклавной пульпы конденсатом после выхода из
сепаратора составляет только 1,85% от массы сырой пульпы.

Конденсата пара будет 5739,24-0,0185= 106,18 кг.

Таблица 15

БАЛАНС ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ БОКСИТА

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Сырая пульпа’ А120з Прочие Na2OK Na2Oy со2 Н2ОСВЯз н2о СаО 973,58 365,83 954,94 48,64 38,18 107,93 3220,14 30,00 1. Раствор автоклавной пульпы: А12О3 N а2Ок Na2Oy Н2О со2 915,86 919,74 48,64 3391,88 38,18
Итого 5314,30
Итого 5739,24
2. Конденсат пара (Н2О) 106,18 2. Красный шлам А12О3 Na2OK Прочие Н2ОСВЯЗ 57,72 35,20 395,83 42,37
Итого 531,12
Всего 5845,42 Всего 5845,42
_ Принимаем, что связанной воды в красном шламе 8% от массы шлама. В крас-
ный шлам переходят гидроалюмосиликат натрия, все прочие компоненты СаО.
Тогда масса сухого шлама составит:

365,83 + 30 + 57,72 + 35,20 = 488,75 кг.

Влаги в нем (488,75-0,08) : 0,92 = 42,37 кг.

Дальнейший расчет баланса приведен в табл. 15.

3. Баланс разбавления пульпы

Автоклавную пульпу разбавляют крепкой промывной водой от промывки
красного шлама.

Согласно исходным данным, в алюминатном растворе, поступающем на
декомпозицию, содержится, г/л: ALO» 140; Na,OK 140,43; Na,Ov 12,76; 44 х
X 12,76 : 62 = 9,05 СО2.

Плотность раствора для декомпозиции 1265 кг/м3. Тогда состав раствора, посту-
пающего на выкручивание, %:

А12О3 - • - 140,00-100 : 1265 = 11,07,

Na2OK ... 140,34-100 : 1265 =11,09,

Na2Oy--. 12,76-100: 1265 = 1,01

СО2 ... 9,05-100: 1265 =0,72.

Н2О • • • (по разности) = 76,11

В уплотненном шламе, поступающем на промывку, ж : т = 3,5 : 1; следова-
тельно, 1 кг непромытого шлама увлекает за собой 3,5 кг раствора. Отсюда масса
всего раствора 531,12-3,5 = 1858,92 кг.

В нем содержится, кг:

А12О3 - - - 1858,92-0,1107 = 205,78

Na2OK - -- 1858,92-0,1109 = 206,15

Na2Oy • • 1858,92-0,0101 = 18,78

СО2 •-. 1858,92-0,0072 = 13,39

Н2О • - - 1858,92-0,7611 = 1414,82

Итого . . . 1858,92

Вместе с крепкой промывной водой возвращаются в процесс все приведенные
выше количества А12О3; Na2OK; Na2Oy и СО2 за вычетом потерь на переделе,
составляющих 4,95 кг А12О3 и 1,94 кг Na2OK. Следовательно, состав крепкой
промывной воды:

А12Ол • - 205,78 — 4,95 = 200,83 кг

Na»Oh 206,15 — 1,94 = 204,21 кг

Na2Oy • • • 18,78 кг

СО2 - -• 13,39 кг

Общее количество окиси алюминия в разбавленном алюминатном растворе
составит: 200,83 + 915,86 = 1116,69 кг. Количество воды, соответствующее
этому количеству А12О3:

-^4^- 1116,69 = 7677,62 кг,
Таблица 16

БАЛАНС РАЗБАВЛЕНИЯ АВТОКЛАВНОЙ ПУЛЬПЫ

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Раствор автоклавной пульпы: A12Os Na2OK Na2Oy Н2О СО2 915,86 919,74 48,64 3391,88 38,18 1. Разбавленный алю- минатный раствор: А12О3 Na2OK Na^, Н2О со2 1 116,69 1 123,95 67,42 7 677,62 51,57
Итого 5 314,30 Итого 10 037,25
2. Красный шлам: А12О3 Na2OK прочие Н2ОСВЯЗ 57,72 35,20 395,83 42,37 2. Красный шлам: А12Од Na2OK прочие 57,72 35,20 395,83 42,37
Итого 531,12 Итого 531,12
3. Крепкая промывная вода: А12О3 Na2OK Na2Oy СО2 Н2О 200,83 204,21 18,78 13,39 4 285,74
Итого 4 722,95
Всего 10 568,37 Всего 10 568,37

в том числе 3391,88 кг — в растворе автоклавной пульпы, и с промывной водой
7677,62 — 3391,88 = 4285,74 кг. Окончательный баланс разбавления приведен
в табл. 16.

4. Баланс сгущения

В табл. 17 приведен расчет баланса сгущения пульпы.

5. Баланс первой промывки шлама

Промывка шлама осуществляется в системе сгустителей-промывателей путем
репульпации сгущенного шлама (после отделения от него алюминатного раствора)
промывной водой из второго сгустителя-промывателя. Отмытый в первом промы-
вателе красный шлам вместе с увлеченной им крепкой промывной водой направ-
ляется во второй сгуститель-промыватель через репульпатор, в который подается
вода из третьего сгустителя-промывателя и т. д. Окончательная отмывка шлама
производится в последнем, пятом сгустителе-промывателе (при пятикратной про-
мывке), куда подается репульпированный чистой горячей водой шлам из четвер-
того сгустителя.
БАЛАНС СГУЩЕНИЯ ПУЛЬПЫ

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Разбавленный алюми- натный раствор: А12О3 Na2OK Na2Oy н2о со2 1 116,69 1 123,95 67,42 7 677,62 51,57 1. Алюминатный раствор на декомпозицию: А12О3 Na2OK Na2Oy н2о со2 910,91 917,80 48,64 6 262,80 38,18
Итого 2. Красный шлам: А12О3 Na2OK прочие НгОсвяз 10 037,25 57,72 35,20 395,83 42,37 Итого 2. Красный шлам: А12О3 Na2OK прочие н2о 8 178,33 60,72* 35,20 395,83 42,37
Итого 531,12 Итого 3. Раствор, увлеченный шламом: А120з Na2OK Na2Oy со2 Н2О 534,12 202,78 * 206,15 18,78 13,39 1 414,82
Итого 1 855,92
Всего 10 568,37 Всего. . . 10 568,37

* Потери при выщелачивании слагаются
выщелачивании (3 кг) и за счет недоотмывки

из потерь за счет иедоизвлечений при
шлама (1,9 кг).

Для подсчета баланса первой промывки необходимо знать состав второй про-
мывной воды. Согласно практике, в уплотненном шламе после промывки ж : т =
= 2,5 : 1. Следовательно, 534,12 кг красного шлама увлекает промывной воды
534,12-2,5 = 1335,30 кг.

Состав этой промывной воды рассчитывают на основании ее состава по массе
(табл. 18), кг:

А12О3 1335,30 - 200,83 : 4722,95 =< 56,78

Na2OK • • • 1335,30- 204,21 : 4722,95 = 57,74

Na2Oy ••• 1335,30- 18,78:4722,95 = 5,31

СО2 1335,30- 13,39 : 4722,95 = 3,78

Н2О • • • 1335,30-4285,74 : 4722,95 = 1211,69

Итого . . . 1335,30
БАЛАНС ПЕРВОЙ ПРОМЫВКИ ШЛАМА

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Красный шлам: 1. Красный шлам:
60,72 А12О3 60,72
Na2OK 35,20 Na2OK 35,20
прочие 395,83 прочие 395,83
н20 42,37 Н2О 42,37
Итого 534,12 Итого 534,12
2. Раствор, увлеченный 2. Раствор, увлеченный
шламом: шламом:
202,78 А12Оз 56,79
Na2OK 206,15 Na2OK 57,74
Na2Ov 18,78 Na2Oy 5,31
со2 13,39 СО2 3,78
н2о 1414,82 Н2О 1211,69
Итого 1855,92 Итого 1335,31
3. Вторая промывная 3. Первая промывная
вода: вода:
А120з 54,84 А120з 200,83
Na2OK 55,80 ^а2Ок 204,21
Na2Ov 5,31 Na2Ov 18,78
со. 3,78 со2 13,39
Н2О 4082,61 Н2О 4285,74
Итого. . . 4202,34 Итого 4722,94
Всего. . . 6592,38 Всего 6592,38

Все приведенные количества основных компонентов, за вычетом потерь из-за
недоотмывки шлама, возвращаются в процесс со второй промывной водой. Состав
второй промывной воды, кг:

А12О3 • • - 56,78 — 1,9 = 54,84

Na2OK - • • 57,74 — 1,94 = 55,80

Na2Oy ... 5,31

СО2 • • - 3,78

Количество воды, входящей в состав промывной воды:

4285,74 + 1211,69 —1414,82 = 4082,61 кг.

Баланс первой промывки шлама приведен в табл. 18.

6. Баланс разложения алюминатного раствора

На декомпозицию поступает алюминатный раствор (табл. 19) и затравочная
гидроокись алюминия в количестве 200% (в пересчете на А12О3) от массы окиси
алюминия в алюминатном растворе, т. е. 910,91 -2 = 1821,82 кг А12О3 или в пере-
счете на А1(ОН)3 1821,82 = 2786,31 кг.
Связанной воды в гидроокиси 2786,31 — 1821,82 = 964,49 кг. Потери при
декомпозиции, кг: А12О3 0,96; Na2OK 1,87; Na2Oy 0,19; СО2 0,10, с готовой продук-
цией — Na2OK 1,67.

Согласно исходным данным, декомпозиция производится с ак = 1,65 до
ак = 3,4. Следовательно, в гидроокиси алюминия, выделяющейся в результате
декомпозиции, содержится

(910,91 -0,96) 3’- 1,65 = 468,36 кг А12О, •

и - 468,36 = 247,95 кг Н2О.

Всего в пульпе гидроокиси алюминия после декомпозиции содержится окиси
алюминия 1821,82-|- 468,36 = 2290,18 кг; воды 964,49 + 247,95 = 1212,44 кг.

Расчет состава маточного раствора, увлеченного затравкой, производят,
исходя из того, что количество его составляет 150% от массы затравки, т. е.

Таблица 19

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ПРОЦЕССА ДЕКОМПОЗИЦИИ

Статьи прихода Введено, кг । Статьи расхода Получено, кг
1. Алюминатный 1. Гидроокись на клас-
раствор: сификацию:
А12О3 910.91 А12О3 2 290,18
NagOn 917,80 Н2О 1 212,44
Na2Oy 48,64 —
со2 38,18 Итого 3 502,62
н20 6 262,80
Итого 8 178,33
2. Затравочная гидро- 2. Маточный раствор:
окись: А12О3 689,01
А12О3 1 821,82 Na2OK 1 426,66
н2о 964,49 Na2Ov 75,62
со2 59,40
Итого 2 786,31 Н2О 9 386^00
Итого 11 636,69
3. Маточный раствор, 3. Потери:
увлеченный затравкой: AlgQg 0,96
А12О3 247,42 Na2OK 3,54
NaaOK 512,40 Na2Oy 0,19
Na2Ov 27,17 со2 0,10
СО2 21,32 —
Н2О 3 371,15 Итого. . . 4,79
Итого. . . 4 179,46
Всего 15 144,10 Всего 15 144,10
2786,31-1,5 = 4179,46 кг. Зная состав алюминат! его раствора и пслучакщсйс
гидроокиси алюминия, подсчитывают состав маточного раствора:

А12О3 • •• 910,91 —468,36 — 0,96 = 441,59 кг; 5,92%
Na2OK • •• 917,80 — 3,54 = 914,26 кг; 12,26%
Na2Oy • • -•48,64 — 0,19 = 48,45 кг; 0,65%
СО2 • •38,18—0,1 = 38,08 кг; 0,51%
Н2О - • • 6262,8 — 247,95 = 6614,85 кг; 80,66%
Итого . . . 7457,23 кг; 100%

В маточном растворе, увлеченном затравкой, содержится, кг:

А12О3 •••4179,46-0,0592 = 247,42

Na2OK ••• 4179,46-0,1226 = 512,40

Na2Oy ••• 4179,46-0,0065 = 27,17

СО2 -•-4179,46-0,0051 = 21,32

Н2О ••• 4179,46-0,8066 =3371,15

Итого . . . 4179,46

В табл. 19 приведен баланс разложения раствора.

7. Баланс классификации гидроокиси алюминия

После декомпозиции пульпа гидроокиси алюминия поступает на классифика-
цию в гидросепаратор. Вместе с затравочной гидроокисью выводится четырех-
кратное по массе количество маточного раствора, а остальная его часть уходит
с продукционной гидроокисью.

Следовательно, с затравочной гидроокисью выводится 2786,31 - 4= 11145,24 кг
маточного раствора, а с продукционной гидроокисью 11636,69 — 11145,24 =
= 491,45 кг. Маточный раствор, увлеченный затравкой, содержит, кг:

А12Оэ •••11145,24-0,0592 = 659,80

Na2OK ••• 11 145,24-0,1226 = 1366,41

Na2Oy • • • 11 145,24-0,0065 = 72,44

СО2 ••• 11 145,24 0,0051 = 56,84

Н2О ... 11 145,24-0,8066 = 8989,75

Итого .. . 11 145,24

Маточный раствор, увлеченный продукционной гидроокисью алюминия,
содержит, кг:

А1аО3 -•• 689,01 —659,80 = 29,21

Na2OK ••• 1426.66 — 1366,41 = 60,25

Na2Oy-.. 75,62 — 72,44 = 3,18

СО2 59,40 — 56,84 = 2,56

Н2О - - 9386,00 — 8989,75 = 396,25

Итого . . .491,45

Результаты этих расчетов сведены в табл. 20. В табл. 21—25 приведены ба-
лансы остальных процессов способа Байера.

3 Н. И. Еремин н др. 65
МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КЛАССИФИКАЦИИ ГИДРООКИСИ
АЛЮМИНИЯ

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Маточный раствор: А1£О3 Na2°K Na2°y co8 Н2О 689,01 1 426,66 75,62 59,40 9 386,00 1. Маточный раствор с за- травкой: А1£О3 Na2OK Na2O СО, Н2О 659,89 1 366.41 72,44 56,84 8 989,75
Итого 2. Гидроокись иа класси- фикацию: А1яОа Н£О 11 636,69 2 290,18 1 212,44
Итого 2. Затравочная гидроокись: А1±О3 Н2О 11 145,24 1 821,82 964,49
Итого 3. Товарная гидроокись: А1аОа н£о 2 786,31 468,36 247,95
Итого 3 502,62
Итого 4. Маточный раствор с то- варной гидроокисью: АЦО, Na2°K Na2O СО, н,о 716.31 29,21 60,25 3,18 2,56 396,25
Итого 491,45
Всего 15 139,31 Всего 15 139.31

8. Баланс сгущения затравки
Таблица 21

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Затравочная гидроокись: А1аО3 няо 1 821,82 964,49 1. Затравочная гидроокись: А12О3 Н2О 1 821,82 964,49
Итого 2. Маточный раствор с за- травкой: А1£О3 №2°К Na2O СО, н.о 2 786,31 659,80 1 366,41 72.44 56.84 8 989,75 Итого 2. Маточный раствор, увле- ченный затравкой (см. табл. 19) А12О3 №2°к Na2O СО, н,о 2 786.31 247,42 512,40 27,17 21,32 3 371,15
Итого 11 145,24
Итого 3. Маточный раствор иа выпарку А1аО3 Na2°K Na2°y СО, н,о 4 179,46 412,38 854,01 45,27 35,52 5 618,60
Итого 6 965,78
Всего 13 931.55 Всего 13 931,55
9. Баланс фильтрации и промывки товарной
гидроокиси алюминия

Таблица 22

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Товарная гидроокись: А12О3 н2о 468,36 247,95 1. Товарная гидроокись: А12О3 н2о 468,36 247,95
Итого 716,31 Итого 716,31
2. Маточный раствор: А12О3 Na2OK Na2Oy co, н2о 29,21 60,25 3,18 2,56 396,25 2. Вода, увлеченная гидроокисью алюми- ния *2 100,28
Итого 491,45
3. Вода на промывку 936,72 3. Маточный раствор с промывной водой на выпарку: AI2Q3 Na2OK Na2Oy со2 н2о 29,21 60,25 3,18 2,56 1232,69
Итого 1327,89
Всего 2144,48 Всего 2144,48

»* Количество воды, расходуемое на промывку гидроокиси алюминия, по данным
практики, принято 2 т на 1 т глинозема.

*г Влажность гидроокиси алюминия принята 14%

10. Баланс каустификации «рыжей» соды

Таблица 23

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
Моногидрат соды: Na2Oy СО2 5,21 3,60 1. Переходит NaaOK в обо- ротный раствор Na2OK 2- Переходит в шлам СО2 5,21 3,60
Итого 8,81
Итого 8,81
Ц. Баланс выпарки оборотного раствора
Таблица 24

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг

1. Маточный раствор после декомпозиции алюминатного раство- ра: А12Оз Na2OK NaaOy со2 Н2О 412,38 854,01 45,27 35,52 5618,60
Итого 6965,78
2. Маточный раствор с промывной водой пос- ле промывки гидро- окиси: А12О3 №а20к Na2Oy со2 н2о 29,21 60,25 3,18 2,56 1232,69
Итого 1327,89
3. Раствор после каусти- фикации Na2OK 5,21
Всего 8298,88

1. Оборотный раствор на
выщелачивание бок-
сита:
Л12О3 440,28
Na2OK 910,00
Na2Ov 48,75
СО2 ' 34,48
Н2О 3116,49
Итого 4550,00
2. Потери при выпарке:
А12О3 1,31
Na2Ox 3,74
Na2Oy 0,22
СО2 0,16
Итого 5,43
3. Моногидрат соды на
каустификацию
Na2Ov 5,21
со2 3,60
Итого 8,81
4. Выпариваемая вода 3734,64
Всего 8298,88

12. Баланс кальцинации гидроокиси алюминия

Таблица 25

Статьи прихода Введено, кг Статьи расхода Получено, кг
1. Товарная гидроокись алюминия: 1, Товарный глинозем А12О3 464,98
Л12О3 н2о 468,36 247,95 2. Потери при кальцина- ции: А12О3 Н2О 3,38 348,23
Итого 716,31
2. Вода, увлеченная гидроокисью алюми- ния Н2О 100,28 Итого 351,61
Всего 816,59 Всего 816,59
ПРОИЗВОДСТВО ГЛИНОЗЕМА ИЗ НЕФЕЛИНОВ

Расчет материального баланса ведут на 1000 кг глинозема. В связи с тем что
в процессе необходимо участие оборотных продуктов (содощелочной раствор,
промывные воды от промывки шлама и т. д.), некоторые величины по ходу расчета
принимают по данным практики. Значения плотности растворов рассматривают
как усредненные.

В основу расчета положено молярное отношение основных компонентов для
спекания, соответствующее насыщенной шихте:

СаО R2O*

SiO2 ’ Al2O3 + Fe2O3

I. Исходные данные

1. Составы нефелинового концентрата, известняка и белого шлама приведены
в табл. 26.

2. Распределение потерь окиси алюминия и щелочи по переделам на 1 т
готовой продукции (табл. 27).

3. Товарный выход окиси алюминия 83,5%, щелочи 82,7%. Содержание
А12О3 в глиноземе (приняв в расчетах условно марку Г©) 99,42%.

4. Составы различных оборотных растворов и их плотности (табл. 28).

5. Алюминатный раствор, поступающий на первую стадию обескремнивания,
содержит 85 г/л А12О3 и имеет кремневый модуль psi = 35; после первой стадии
обескремнивания psi = 300, а после второй стадии ps, = 1200.

Ниже рассмотрим материальные балансы по основным переделам.

II. Составление балансов по переделам

1. Приготовление шихты

Для получения 1 т глинозема в шихту необходимо ввести с нефелиновым
концентратом и известняком окиси алюминия

994,2: 0,835 = 1190,66 кг,

где 994,2 — содержание окиси алюминия в 1000 кг глинозема, 0,835 — товарный
выход окиси алюминия.

В состав шихты, помимо нефелина и известняка, поступает оборотный
белый шлам с первой стадии обескремнивания алюминатного раствора.

а. Расчет количества белогошлама. Сначала необходимо
определить количество алюминатного раствора, поступающего на обескремнива-
ние (х), для чего составляем уравнение:

85х = 1190,66-0.874 + 37,22х,

откуда х = 21,78 м3;

здесь 85 — концентрация окиси алюминия в алюминатном растворе, кг/м3;
0,874 — извлечение окиси алюминия при выщелачивании спека; 37,22 — концент-
рация окиси алюминия в оборотном растворе, кг/м3.

При отделении алюминатного раствора от серого шлама со шламом увлекается
20% раствора, или 21,78-0,2 = 4,356 м3. На обескремнивание поступает алюми-
натного раствора 21,78 — 4,356 = 17,424 м3.

В этом количестве раствора концентрацией 85 кг/м3 окиси алюминия содер-
жится А12О3 17 424-85 = 1481,04 кг.

Количество SiO2 в алюминатном растворе при psi = 35 1481,04 : 35 = 42,315--кг.

После первой стадии обескремнивания при psi = 300 количество SiO2
в растворе 1481,04 : 300 = 4,936 кг.

* R2O — сумма Na2O + К2О — средневзвешенная молекулярная масса R2O,
равная 71,63.
ХИМИЧЕСКИЙ СОСТАВ ОСНОВНЫХ ИСХОДНЫХ МАТЕРИАЛОВ

Компоненты Содержание компонента, %
нефелиновый концентрат нздестняк белый шлам
А12О3 28,57 0,33 19,93
Т?2О 18,90 — 11,64
SiO2 44,36 1,67 11,56
СаО 1,17 53,49 28,69
Fe2O3 3,41 0,51 0,58
MgO — 0,90 0,73
П. п. п. 1,27 42,33 24,93
Прочие 2,32 0,77 1,94
Итого 100,00 100,00 100,00
Влажность, % от массы сухого про- дукта 0,2 14,5 29,0

Таблица 27

РАСПРЕДЕЛЕНИЕ ПОТЕРЬ ПО ПЕРЕДЕЛАМ

Наименование передела Потерн, %
А1гО3
Подготовка шихты 0,3: 0,3
Спекание 0,5 0,5
Выщелачивание 12,6 12,5
Фильтрация и промывка шлама 1,9 2,2
Обескремнивание 0,3 0,5
Карбонизация 0,3 0,5
Фильтрация и промывка гидроокиси алюминия 0,3 0,5
Кальцинация 0,3 0,3
Всего по производству 16,5 17,3

Таблица 28

ХИМИЧЕСКИЙ СОСТАВ И ПЛОТНОСТЬ РАСТВОРОВ *

Растворы Содержание, г/л “к Плотность, к г/м 8
А12Оз «2°К «2°у
Содощелочной раствор Промывная вода от про- 26,69 50,41 45,59 3,11 1122
мывки серого шлама 42,95 42,58 5,70 1,63 1091
Оборотный раствор . . . Промывные воды, посту- пающие на приготовле- S'7,22 45,34 19,76 2,01 1102
ние шихты 6,50 48,51 — 1031

* Здесь н далее примеси в оборотных растворах в связи с их малым количеством
не учитываются.
На вторую стадию обескремнивания поступает 55% всего раствора, который
в дальнейшем идет в содовую ветвь процесса карбонизации. В этой части раствора
содержится А12О3 1481,04-0,55 = 814,57 кг. цу

При psi = 1200 раствора после второй стадии обескремнивания в нем оста-
ется SiO2 814,57 : 1200 = 0,678 кг.

Двуокиси кремния, остающейся в алюминатном растворе после обескремни-
вания, 4,936-0,45 + 0,678 = 2,899 кг, где 0,45 — доля раствора, прошедшего
только первую стадию обескремнивания, направляемая в содощелочную ветвь
карбонизации.

Таким образом, в белый шлам переходит двуокиси кремния 42,315 — 2,899 =
= 39,416 кг.

При содержании в белом шламе 11,56% SiO2 всего белого шлама будет 39,416 :
: 0,1156 = 340,97 кг.

При влажности белого шлама 29% в нем содержится влаги

340,97-0,29 : 0,71 = 139,27 кг.

Масса влажного шлама 340,97 + 139,27 = 480,24 кг.

Состав белого шлама по компонентам, кг:

А12О3 Т?2О SiO2 СаО --• 340,97-0,1993 = 67,95 340,97-0,1164 = 39,69 -•- 340,97-0,1156 = 39,42 -••340,97-0,2869 = 97,82
Fe2O3 MgO П. п. п. -••340,97-0,0058 = 1,98 -••340,97-0,0073 = 2,49 ••• 340,97-0,2493 = 85,00
Прочие -••340,97-0,0194 = 6,62

Итого. . . 340,97

б. Расчет необходимого количества нефелинового
концентрата и известняка. Содержащееся в белом шламе СаО
частично расходуется при спекании на связывание всей двуокиси кремния белого
шлама в двукальциевый силикат. Для этого необходимо СаО 2- 56- 39,42 : 60 =
= 73,58 кг.

Свободной окиси кальция в белом шламе остается 97,82 — 73,58 = 24,24 кг.

На связывание двуокиси кремния, содержащейся в известняке, расходуется
СаО 2- 56-1,67 : 60 = 3,12%. Следовательно, для взаимодействия SiO2 нефелина
остается СаО известняка 53,49 — 3,12 = 50,37%.

Частично SiO2 нефелина будет связываться СаО, содержащимся в самом
юфелине 1,17-60 : 112 = 0,63%. Соответственно двуокиси кремния в нефелине,
на которую необходимо вводить СаО, будет 44,36 — 0,63 = 43,73%, или 437,3 кг
на 1 т нефелина.

Для связывания этого количества двуокиси кремния в двукальциевый
силикат при спекании необходимо СаО 2- 56- 437,3 : 60 = 816,35 кг.

Принимая, что для получения тонны глинозема используется х кг нефелина,
в шихту необходимо ввести 0,81635х кг окиси кальция, а с учетом оставшейся
свободной окиси кальция в белом шламе эта величина равняется (0,81635* —-
— 24,25) кг, или (0,81635* — 24,25) : 0,5037 кг известняка при содержании
в нем 50,37% СаО.

На приготовление шихты поступает окиси алюминия из нефелина 0,2857х кг,
(0,81635* — 24,25)
а из известняка 0,033-------„ „„„ ----— кг.

0,503/
Учитывая выход окиси алюминия в товарную продукцию и содержание А12О3
в глиноземе, в шихту с нефелином и известняком необходимо ввести 1190,66 кг
А12О3. Следовательно:

1190,66 = 0,2857% + 0,0033

0,81635% — 24,25
0,5037

откуда % = 4091,49 кг.

Таким образом, расход нефелинового концентрата на получение 1 т глинозема
составит 4,09149 т, а расход известняка

(0,81635-4091,49 —24,25) : 0,5037 =6582,95 кг, или 6,58 т.

С нефелиновым концентратом в шихту вводится, кг:

А12О3 ••4091,49-0,2857 = 1168,94

Я2О -•• 4091,49-0,1890 = 773,29

SiO2 - - - 4091,49-0,4436 = 1814,98

СаО -••4091,49-0,0117= 47,87

Fe2O3 -•4091,49-0,0341 = 139,52

П. п. п. ••• 4091,49-0,0127 = 51,96

Прочие ••• 4091,49-0,0232 = 94,92

Итого . . . 4091,49

Влаги в нефелиновом концентрате 0,2%, или 4091,49-0,002:0,998 = 8,20 кг.
Масса влажного нефелинового концентрата

4091,49 + 8,20 = 4099,69 кг.

С известняком в шихту вводится, кг:

СаО • • • 6582,95-0,5349 = 3521,22

SiO2 •6582,95-0,0167= 109,94

MgO • • - 6582,95-0,0090 = 59,25

Fe2O3 - - - 6582,95-0,0051 = 33,57

Л1.2О3 •-• 6582,95-0,0033= 21,72

П. п. п. • • • 6582,95-0,4233 = 2786,56

Прочие -•6582,95-0,0077 = 50,69

Итого. . . 6582,95

Влаги в известняке 14,5%, или 6582,95-0,145 : 0,855 = 1116,41 кг. Масса влаж-
ного известняка 6582,95+ 1116,41 = 7699,36 кг.

в Расчет необходимого количества промывной
воды для приготовления шихты. Влажность шихты, посту-
пающей на спекание, 29%. С промывной водой в шихту вводится недостающее
количество /?2О, необходимое для полного связывания А12О3 и Fe2O3 в алюминат
и феррит натрия (калия). Из известняка, нефелинового шлама и белого шлама
в шихту поступает, кг:

А12О3 .--21,72 + 1168,94 + 67,95 = 1258,61

R2O - • 773,29 + 39,69 = 812,98

Fe2O3 • - - 33,57 + 139,52 + 1,98 = 175,07
Исходя из принятого молярного соотношения
необходимое количество Т?2О для процесса

r2o

А12О3 J- Fe2O3

= 1, определяют

R2O . / 1258,61 , 175,07 \

71,63 Л Ю2 + 159,7 / 1 2

откуда R2O = 962,39 кг.

Следовательно, с промывными и смывными водами различных переделов и
с возвратами содового цеха необходимо ввести R2O 962,39 — 812,98 = 149,41 кг.
Исходя из состава промывной воды (48,51 /?2О г/л; 6,5 г/л А12О3; р = 1031 кг/м3),
количество /?2О, связанное в ней в алюминат, 6,5-71,63 : 102 = 4,56 г/л.

Свободной щелочи в литре промывной воды содержится 48,51 — 4,56 =
= 43,95 г/л.

Количество промывной воды для приготовления шихты 149,41 : 43,95 =
= 3,4 м3, или 3504,93 кг.

Состав промывной воды по компонентам, кг:

А12О3 6,5 3,4 = 22,10

R2O 48,51 -3,4 = 164,93

Н2О 3317,90

Итого. . . 3504,93 кг

Потери при приготовлении шихты 0,3%, или 47,34 кг.

Результаты расчетов по переделу приготовления шихты сведены в табл. 29.

2. Спекание

При температуре 1250—1300° С в процессе спекания из шихты полностью
удаляется влага и компоненты, включаемые в потери при прокаливании (п. п. п.).
Потери при спекании составляют 0,5%, или 41,27 кг, т. е. по компонентам:

А12О3 • • 1276,87-0,005 = 6,38;

R.fi ••974,98-0,005 =4,88 и т. д.

Баланс по спеканию сведен в табл. 30.

3. Выщелачивание спека

Спек выщелачивается оборотным раствором, который приготовляют из
содощелочного раствора, полученного после карбонизации с довыкручиванием, и
промывной воды от промывки серого шлама. Их концентрации приведены выше.

При выщелачивании спека в алюминатный раствор переходят, кг:

А1,О3 . .1270,49-0,874 = 1110,41

R2O . .970,10-0,875 = 848,84

SiO2 . . 42,320

Здесь 0,874 и 0,875 — соответственно извлечение окиси алюминия и R2O
из спека при выщелачивании.

Объем алюминатного раствора, получаемого при выщелачивании, 21,78 м3;
количество окиси алюминия в нем при концентрации 85г/л 21,78-85 =
= 1851,30 кг. Следовательно, с оборотным раствором в алюминатный раствор,
приходит 1851,30— 1110,41 = 740,89 кг А120з-

При концентрации окиси алюминия в оборотном растворе 37,22 г/л его объем
составит 740,89 : 37,22 = 19,91 м3, или (при плотности раствора 1102 кг/м3)
19,91-1102 = 21940,82 кг.
Таблица 29

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ПРИГОТОВЛЕНИЯ ШИХТЫ

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1.О, Я.о СаО SiO, Fe2O8 MgO П. П. П. прочие няо
Приход 1. Нефелиновый концентрат 1168,94 773,29 47,87 1814,98 139,52 51,96 94,92 8,2 4 099,69
2. Известняк 21,72 — 3521,22 109,94 33,57 59,25 2786,56 50,69 1116,41 7 699,36
3. Белый шлам 67,95 39,69 97,82 39,42 1,98 2,49 85,00 6,62 139,27 480,24
4. Промывная вода .... 22,10 164,93 — — — — — — 3317,90 3 504,93
Итого. . . 1280,71 977,91 3666,91 1964,34 175,07 61,74 2923,52 152,23 4581,78 15 784,22
Расход 1. Шихта на спекание. . . 1276,87 974,98 3655,91 1958,45 174,55 61,56 2914,75 151,77 4568,03 15 736,88
2. Потери 3,84 2,93 11,00 5,89 0,52 0,18 8,77 0,46 13,75 47,34
Итого. . . 1280,71 977,91 3666,91 1964,34 175,07 61,74 2923,52 152,23 4581,78 15 784,22

Таблица 30

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС СПЕКАНИЯ ШИХТЫ

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1.О, Я,о СаО Si О, Fe2O, MgO п. п. п. прочие HtO
Приход 1. Шихта на спекание . . . 1276,87 974,98 3655,91 1958,45 174,55 61,56 2914,75 151,77 4568,03 15 736,88
Итого. . . 1276,87 974,98 3655,91 1958,45 174,55 61,56 2914,75 151,77 4568,03 15 736,88
Расход 1. Спек 1270,49 970,10 3637,63 1948,66 173,68 61,25 151,01 8 212,82
2. Га?ы — — — — — .—- 2914,75 — 4568,03 7 482,78
3. Потери при спекании 6,38 4,88 18,28 9,79 0,87 0,31 — 0,76 — 41,28
Итого. . . 1276,87 974,98 3655,91 1958,45 174,55 61,56 2914,75 151,77 4568,03 15 736,88
Состав оборотного раствора можно определить, исходя из концентрации основ-
ных компонентов, кг:

А12О3

740,89

7?2Ок . . .19,91-45,34 = 902,72

Т?2Оу . . . . 19,91 19,76 = 393,42

Итого . . 2037,03 кг

Воды в оборотном растворе 21940,82 — 2037,03 = 19903,79 кг.

Расчет необходимого количества содощелочного раствора (х) и промывной
воды (у) для приготовления оборотного раствора ведут, исходя из состава оборот-
ного раствора, концентрации содощелочного раствора и промывной воды. Состав-
ляют два уравнения:

740,89 = 26,69x 4-42,951/ 4

902,72 = 50,41x4-42,581/ J

откуда х = 7,02 м3, у = 12,89 м3.

Приняв плотность промывной воды 1091 кг/м3, а содощелочного раствора 1122 кг/м3,
определяют массу промывной воды 12,89-1091 — 14062,99 кг и содощелочного
раствора:

7,02-1122 = 7876,44 кг.

Состав промывной воды, кг:

А12О3 . 12,89-42,95 = 553,63

/?2ОК . .12,89-42,58 = 548,86
/?2Оу . . . 12,89 5,70 = 73,47

Итого . . . 1175,96 кг

В промывной воде содержится Н2О
Состав содощелочного раствора, кг:

А12О3 . . .7,02-26,69 = 187,36
/?2ОК . .7,02-50,41 =353,88

/?2ОУ . . .7,02-45,59 = 320,04

Итого. . . 861,28 кг

14062,99 — 1175,96 = 12887,03 кг.

В содощелочном растворе содержится Н2О 7876,44 — 861,28 = 7015,16 кг.

Состав алюминатного раствора определяют суммированием компонентов,
перешедших в раствор из спека, промывной воды и содощелочного раствора.
В алюминатном растворе содержится, кг:

А12О3 . .1110,41 4-553.63 4- 187,36 = 1851,40
Я2Ок . 848,84 4- 548,86 4- 353,88 = 1751,58
/?gOy • .73,47 4-320,04 = 393,51
SiO2 . 42.32
Н2О . . . 12887,03 4-7015.16 = 19902.19

Итого....................... 23941,00
В серый шлам после выщелачивания переходит, кг:

А12О3 . . . 1270,49—1110,41 = 160,08

R2OK ... 970,10—848,84 = 121,26

SiO2 . . . 1948,66—42,32 = 19%,34

СаО ... 3637,63

Fe2O3 . . . 173 68

MgO ... 61,25

Прочие . 151,01

Итого. . . 6211,25

Результаты расчета баланса передела выщелачивания приведены в табл. 31.

4. Фильтрация и промывка серого шлама

При фильтрации пульпы после выщелачивания с серым шламом увлекается
алюминатный раствор, содержащий следующее количество основных компонен-
тов, кг:

А12О3 ............................. 553,63

R2OK............................... 548,86

R2Oy................................ 73,47

Итого. . . 1175,96

Объем раствора, увлекаемого серым шламом, 4,36 м3; при плотности алюми-
натного раствора 1176 кг/м3 его количество составит 4,36-1176 = 5127,36 кг.
Воды в нем 5127,36 — 1175,96 = 3951,40 кг. При влажности серого шлама 37,3%
с ним уходит воды 6211,25-0,373 = 2316,80 кг.

Количество воды, необходимое для промывки шлама, 12887,03 + 2316,80 —
— 3951,40 = 11252,43 кг.

Потери при фильтрации и промывке серого шлама составляют, %: 1,9 А12О3;
2,2 R2O; 3 Н2О, или в килограммах:

А12О3 .................. 1851,40-0,019 = 35,18

R2Ok............. ! 751,58-0,022 = 38,53

R2Oy.................... 393,51-0,022 = 8,66

Н.,0 ................... 19902,19-0,03= 597,01

Итого. . . 679,38

Состав алюминатного раствора, поступающего на обескремнивание, кг:
А12О3. . . 1851,40—553,63—35,18= 1262,59

RA . . . 1751,58—548,86—38,53 = 1164,19

г?2Оу 393,51—73,47—8,66 = = 311,38

SiO2 . . . 42,32

Н2О . . . 19902,19—3951,40—597,01 = 15353,78

Итого. . . 18134,26

Материальный баланс фильтрации и промывки серого шлама сведен в табл 32.

5. Обескремнивание алюминатного раствора

Обескремнивание алюминатного раствора осуществляется в две стадии Через
первую стадию проходит весь раствор, а на вторую стадию поступает 55% всего
алюминатного раствора. Белый шлам второй стадии направляется как затравка
на первую стадию. Для проведения второй стадии обескремнивания готовят
известковое молоко, которое дозируют в алюминатный раствор из расчета 5 г/л
СаО активного. Количество алюминатного раствора, поступающего на обескремни-
76
Таблица 31

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ СПЕКА

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1.О, «.ок Я1Оу СаО SIO, Fe,O, MgO прочие Н,О
Приход 1. Спек иа выщелачивание 2. Промывная вода 3. Содощелочной раствор . . . 1270,49 553,63 187.36 970,10 548,86 353.88 73,47 320,04 3637,63 1948,66 173,68 61,25 151,01 12 887,03 7 015.16 8 212,82 14 062.99 7 876.44
Итого Расход 1. Алюминатный раствор . . 2. Серый шлам 2011,48 1851.40 160,08 1872,84 1751,58 121,26 393,51 393,51 3637,63 3637.63 1948,66 42,32 1906,34 173,68 173,68 61,25 61.25 151,01 151,01 19 902,19 19 902,19 30 152,25 23 941,00 6 211,25
Итого 2011.48 1872.84 393.51 3637.63 1948,66 173,68 61.25 151,01 19 902.19 30 152,25

Таблица 32

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ФИЛЬТРАЦИИ И ПРОМЫВКИ СЕРОГО ШЛАМА

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1,О, R2&K СаО Si О. Fe,O, MgO прочие Н,О
Приход 1. Алюминатный раствор 2. Серый шлам 3. Вода на промывку .... 1851,40 160,08 1751,58 121,26 393,51 i 3637,63 42.32 1906,34 173,68 61,25 151,01 19 902,19 И 252,43 23 941.00 6 211,25 11 252,43
Итого Расход 1. Алюминатный раствор иа обескремнивание .... 2. Отмытый серый шлам . . . 3. Промывная вода 4. Потерн 2011,48 1262.59 160,08 553,63 35.18 1872,84 1164,19 121,26 548,86 38,53 393,51 311,38 73,47 8,66 3637,63 3637,63 1948,66 42.32 1906,34 173,68 173,68 61,25 61.25 151,01 151,01 31 154,62 15 353,78 2 316,80 12 887,03 597,01 41 404,68 18 134,26 8 528,05 14 062,99 679.38
Итого 2011,48 1872,84 393,51 3637.63 1948,66 173,68 61,25 151,01 31 154,62 41 404.63
ванне, 18134,26 кг; при г тотности 1176 кг/м3 его объем равен 15,42 м3. На вторую
стадию поступает 8,48 м3 раствора; в этом объеме содержится SiO2 4,94-0,55 =
='2,71 кг; в белый шлам второй стадии обескремнивания переходит 2,71 — 0,68 =
= 2,03 кг, а в шлам первой стадии обескремнивания 42,32 — 4,94 = 37,38 кг
SiO2. Принимаем, что состав шлама второй стадии определяется формулой гидро-
алюмосиликата кальция 3CaO-Al2O3-0,2SiO2-5,6H2O. -Содержание основных
компонентов в нем следующее, %:

43 СаО; 22,4 А12О3; 4,89 SiO2; 29,58 Н2О.

Тогда количество алюмосиликата кальция составит 2,03-100 : 4,89 = 41,51 кг.
На связывание 2,03 кг SiO2 в алюмосиликат кальция необходимо СаО 2,03-43:
: 4,89 = 17,85 кг.

Окиси кальция, не связанной в алюмосиликат кальция, в белом шламе
97,82 — 17,85 = 79,97 кг. Окись алюминия переходит в белый шлам в со-
ставе алюмосиликата кальция 2,03-22,44 : 4,89 = 9,32 кг.

Состав * белого шлама второй стадии, кг:

А12О3
SiO2
СаО
MgO
Fe2O3

П. п. п
Прочие

9,32

2,03

97,82

2,49

1,98

85,00

6,62

Итого. . . 205,26

На вторую стадию поступает известкового молока

97,82-1300 : 225 = 565,18 кг,

где 1300 кг/м3 — плотность известкового молока; 225 г/л — концентрация СаО
в известковом молоке.

С известковым молоком поступает, кг: 97,82 СаО; 2,49 MgO; 1,98 Fe2O3;
85,00 п.п.п.; 6,62 прочих, т. е. всего 193,91 кг. Содержится воды в известковом
молоке 565,18—193,91 = 371,27 кг. В белый шлам первой стадии обескремни-
вания выделяется, кг:

А12О3 .................... 67,95—9,32 = 58,63

SiO2 .................... . 39,42—2,03 = 37,39

/?оОк ................................. 39,69

Итого . . 135,71

Потери в процессе обескремнивания 0,3%, или по компонентам, кг: 1262,59 X
X 0,003 = 3,79 А12О3; 3,49 /?2ОК; 0,93 /?2Оу; 0,13 SiO2; 46,06 Н2О; всего 54,40 кг.
Раствор после первой стадии обескремнивания содержит, кг:

А12О3 . . /?2ОК . /?2Оу SiO2 . . Н2О . . . 1262,59—58,63—3,79= 1200,17 . 1164,19—39,69—3,49= 1121,01 311,38—0,93 = 310,45 42,32—37,39—0,13 = 4,80 15353,78—46,06= 15307,72 Итого. . .17 944,15

* MgO; Fe2O3; п. п. п.; прочие считаются перешедшими в белый шлам из
известняка при приготовлении известкового молока.
Таблица 33

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ПЕРВОЙ СТАДИИ ОБЕСКРЕМНИВАНИЯ АЛЮМИНАТНОГО РАСТВОРА

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1,О, «2°к «2°у СаО S1O, Fe,O, MgO п. п. п. прочие Н.О
1. 2. Приход Алюминатный раствор Шлам после второй стадии обескремннва- ин я 1262,59 9,32 1164,19 311,38 97.82 42,32 2,03 1,98 2,49 85,00 6,62 15 353,78 18 134.26 205,26
Итого. . • 1271.91 1164,19 311.38 97,82 44,35 1,98 2.49 85.00 6,62 15 353,78 18 339,52
1. 2. 3. Расход Алюминатный раствор после первой стадии обескремнивания Белый шлам на подготовку шихты • • • Потерн ' 1200,17 67,95 3.79 1121,01 39,69 3,49 310.45 0,93 97,82 4,80 39,42 0,13 1,98 2,49 85.00 6.62 15 307,72 46,06 17 944.15 340,97 54,40
Итого. • • 1271,91 1164,19 311.38 97,82 44,35 1,98 2,49 85,00 6,62 15 353.78 18 339.52

Таблица 34
МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС ВТОРОЙ СТАДИИ ОБЕСКРЕМНИВАНИЯ АЛЮМИНАТНОГО РАСТВОРА

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1.О. «2°к *2°У СаО SIO, Fe,O. MgO п. п. п. прочие н,о
1. Приход Алюминатный раствор с первой стадии обескремнивания 660,09 616,56 170,75 2,64 8419,25 9 869,29
2. Известковое молоко — — •— 97.82 — 1,98 2,49 85,00 6,62 — 193,91
Итого. . . 660,09 616,56 170,75 97,82 2,64 1,98 2,49 85,00 6,62 8419,25 10 063,20
1. Расход Обескремненный алюминатный раствор в содовую ветвь карбонизации 650.77 616,56 170,75 0,61 8419,25 9857,94
2. Шлам на первую стадию обескремнива- ния . 9.32 — — 97,82 2,03 1,98 2,49 85.00 6,62 — 205,26
Итого. . . 660,09 616,56 170,75 97,82 2,64 1.98 2,49 85,00 6,62 8419,25 10 063.20
На вторую стадию обескремнивания подают 55% всего алюминатного рас-
твора, или 9869,29 кг; в нем содержится, кг:

1200,17 0,55 = 660,09 А12О3; 616,56 Т?2ОК; 170,75 Я2ОУ; 2,64 SiO2; 8419,25 Н2О.
После второй стадии обескремнивания в алюминатном растворе, поступающем
в содовую ветвь карбонизации, остается, кг:

A12O3 ... . . 660,09—9,32 = 650,77
Т?2ОК . . . . 616,56
т?2оу - . . . 170,75
SiO2 . . . . - - 2,64—2,03 = 0,61
Н2О 8419,21

Итого. . . 9857,94

Материальные балансы 1-й и 2-й стадий обескремнивания сведены в табл. 33
и 34.

6. Карбонизация алюминатного раствора

а) Материальный баланс содовой ветви Потери при
карбонизации 0,3%; потери по компонентам, кг:

А12О3 .................. 650,77.0,003 = 1,95

/?2ОК 616,56-0,003= 1,85

+>Оу ................... 170,75-0,003 = 0,51

Н2О...................... 8419,25-0,003= 25,26

Итого. . . 29,57

Из раствора выделяется А12О3 в форме гидроокиси алюминия 650,77 — 1,95 —
= 648,82 кг.

Связано в гидроокись воды 648,82-3-18 : 102 = 343,49 кг.

При полной карбонизации в гидроокись алюминия из раствора переходит
часть двуокиси кремния. Если принять, что в гидроокись алюминия переходит
0,31 кг SiO2, общая масса гидроокиси составит 648,82+ 343.49+ 0,31 = 992,62 кг.
Влажность гидроокиси после отделения от маточного раствора 20%; количество
маточного раствора, увлеченного ею, 992,62-0,2 = 198,52 кг.

В соду переходит при карбонизации щелочи 616,56 — 1,85 = 614,71 кг.
Для перевода этого количества щелочи в соду необходимо углекислого газа
614,71-44 : 71,63 = 377,60 кг.

При коэффициенте использования СО2 в процессе карбонизации 60% и
содержании его в очищенном газе печей спекания 12% необходимо подать газа
377,60 : 0,6-0,12 = 5244,44 кг.

В атмосферу после карбонизации выбрасывается газа 5244,44— 377,60=4866,84 кг.
Маточный раствор после карбонизации содержит, кг:

R2Ov . . . 170,75- 0,51+614,71 = 784,95

Н2О .... 8419,25—25,26—343,49 = 8050,50

СО2 .... 377,60

SiO„ . . 0,61—0,31 = 0 30

Итого. . . 9213,35

Состав раствора, увлекаемого гидроокисью, кг:

/?2Оу

СО2 .

Н,0 .

. (198,52-784,95) : 9213,35 = 16,91

8,14

173,46
Таблица 35

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КАРБОНИЗАЦИИ АЛЮМИНАТНОГО РАСТВОРА В СОДОВОЙ ВЕТВИ

Наименование статей Компоненты, кг Всего
AI.O, R2°k R2°y SiO, Н.О I со. прочие газы
При ХОД 1. Алюминатный раствор после второй стадии обес- кремнивания 2. Печные газы 650.77 616.56 170,75 0,61 8419.25 377.60 4866.84 9 857,94 5 244.44
Итого. . • Расход 1. Гидроокись затравочная 2. Раствор, увлеченный гидроокисью алюминия 3. Раствор для получения соды и поташа 4. Г азы в атмосферу 5. Потери 650.77 648,82 1.95 616.56 1,85 170.75 16,91 768.04 0.51 0,61 0.31 0.30 8419,25 343,49 173,46 7877.04 25.26 377,60 8,14 369.46 4866,84 4866,84 15 102,38 992,62 198,51 9 014,84 4 866.84 29.57
Итого. . . 650.77 1.85 785,46 0,61 8419,25 377.6 4866,84 15 102,38

Таблица 36
МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КАРБОНИЗАЦИИ С ДОВЫКРУЧИВАНИЕМ АЛЮМИНАТНОГО РАСТВОРА

В СОДОЩЕЛОЧНОЙ ВЕТВИ

Наименование статей Компоненты, кг Всего
А1,О, R2°K «А SiO, Н,О СО, прочие газы
Приход I. Алюминатный раствор с первой стадии обескрем- нивания 2. Гидроокись затравочная 3. Печные газы,* 540,08 648.82 504.45 139.70 16.91 2,16 0,31 6888,47 516,95 85,81 8,14 92,49 1 192.09 8 160,67 1 191,13 1 284,58
Итого. . . Расход 1. Гидроокись продукционная 2. Содощелочной раствор 3. Газ в атмосферу 1188,9 1001,54 187,36 504,45 353,88 156,61 320.04 2,47 0,30 2,17 7405,42 530,23 6875,19 186,44 186,44 1192,09 1192,09 10 636.38 1 532,07 7 912.22 1 192,09
Итого. . . оо 1188,9 353,88 320,04 2,47 7405,42 186,44 1192,09 10 636,38
На производство соды и поташа направляется раствор состава, кг:

Н2О

СО2

SiO2

.................. 784,95—15,91 = 768,04

........................................ 7877,04

... 369,46

... 0,30

Итого. . . 9014,84

б. Материальный баланс содощелочной ветви. В со-
дощелочную ветвь процесса поступают растворы с первой стадии обескремнива-
ния. Растворы подвергаются карбонизации до 50,41 г/л R2OK и далее разлагаются
в декомпозерах до содержания окиси алюминия в маточном растворе 26,69 г/л.

Состав раствора, поступающего в процесс, кг:

А12О3 . . SiO2 - . нйо . . 1200,17—660,09 = 540,08 1121,01—616,56-504,45 310,45—170,75 = 139,70 4,80—2,64= 2,16 . 15307,72- -8419,25 = 6888,47 Итого. . . 8074,86

С гидроокисью алюминия (затравкой) из содовой ветви подается в содощелоч-
ную ветвь карбонизации, кг: 648,82 А12О3; 16,91 /?2Оу; 516,95 Н2О; 8,14 СО2;
0,31 SiO2; всего 1191,13 кг. В растворе, поступающем в содощелочную ветвь кар-
бонизации, содержится, кг: 540,08 А12О3; 504,45 /?2ОЛ; 156,61 /?2OV; 2,16 SiO2;
6888,47+ 173,46 = 7061,93 Н2О; всего 8265,23 кг.

При карбонизации до 50,41 г/л /?2ОК образуется содощелочной раствор объе-
мом 7,02 м3 (см. баланс выщелачивания спека); в нем остается 7,02-50,41 =
= 353,88 кг Д2ОК. Следовательно, подвергается карбонизации Д2ОК 504,45 —
—353,88 = 150,57 кг. Для этого необходимо СО2 150,57-44 : 71,63 = 92,49 кг.

Материальный баланс карбонизации сведен в табл. 35. Количество печных
92 49

газов для карбонизации составит п г ’—=- = 1284,58 кг.

0,6-0,12

В атмосферу выбрасывается непрореагировавшего газа 1284,58 — 92,49 =
= 1192,09 кг.

После карбонизации и декомпозиции в растворе остается А12О3 7,02-26,69 =
= 187,36 кг.

В гидроокись алюминия выделится А12О3: 540,08 — 187,36 = 352,72 кг и связан-
ной воды 352,72-18-3 : 102 = 186,73 кг.

Дальнейший расчет передела приведен в табл. 36.

7. Кальцинация гидроокиси алюминия

На кальцинацию поступает 1532,07 кг гидроокиси алюминия (см. табл. 36) 1
после обжига теряется 530,23 кг Н2О и 3 кг (3%) А12О3. В прокаленной 1 т товар-
ного глинозема содержится 994,35 кг А12О3; 0,5 кг SiO2 и 5,15 кг примесей Fe2O3,
Na2O, п. п. п. и др.
Глава 3

СХЕМЫ И АППАРАТЫ
ДЛЯ ПЕРЕМЕШИВАНИЯ
И ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
ИЗМЕЛЬЧЕННЫХ МАТЕРИАЛОВ

Перемешивание в технологических процессах производится для
осуществления тех или иных химических превращений (выще-
лачивание, осаждение, кристаллизация и др.), приготовления
суспензий (пульп) или однородных физических смесей, интенси-
фикации тепло- и массообмена и др.

Перемешивание в жидкой среде осуществляется механическим,
пневматическим или комбинированным — пневмомеханическим
способами. Выбор метода перемешивания и аппаратурное оформ-
ление технологического процесса в первую очередь обусловлены
агрегатным состоянием перемешиваемых материалов и их объемом.
Перемешивание в жидкой среде в малых и средних объемах наи-
более целесообразно осуществлять при помощи механических
мешалок, а в больших объемах (сотни и тысячи кубических ме-
тров) — сжатым воздухом (аэролифтное перемешивание); реже
для пневматического перемешивания может быть применен бар-
ботаж другими газами, участвующими в процессе, а при нагреве
пульпы — греющий пар [36]. Пневмомеханическое перемешива-
ние чаще всего применяют при необходимости интенсивного массо-
обмена с участием газовой фазы в качестве реагента.

МЕХАНИЧЕСКОЕ ПЕРЕМЕШИВАНИЕ

В глиноземном производстве широкое распространение нашли
различные типы механических мешалок, которые состоят из
одной или нескольких пар лопастей различной формы, закреплен-
ных на валу, вращающемся от электродвигателя. При выборе
мешалки следует учитывать два основных фактора: расход энер-
гии и эффективность перемешивания, т. е. скорость получения
достигаемого результата и его качество.

Расход энергии на механическое перемешивание может быть
достаточно точно рассчитан по обобщенным формулам, полу-
ченным с помощью теории подобия. Эффективность перемешивания
зависит от многих факторов. В технической литературе интенсив-
ность перемешивания оценивается одним из следующих способов:
1) числом оборотов мешалки; 2) кратностью циркуляции; 3) одно-
родностью отбираемых проб; 4) распределением температур;
5) сопоставлением с теоретической кривой «идеального» смешения;
6) аналогией с процессами перемешивания, по которым имеются
практические данные; 7) числом Рейнольдса циркулирующей
жидкости.

По последнему наиболее научному методу определяется ги-
дравлический режим в кольцевом слое:

КпсМЬ
60v

(36)

где Re — критерий Рейнольдса для кольцевого слоя; К — коэф-
фициент скорости вращающейся жидкости; для ламинарного 0,5,
для турбулентного режима 0,75; d — диаметр мешалки, м; п —
число обооотов мешалки, об/мин; Ь — ширина слоя (расстояние
от мешалки до корпуса емкости), м; v — коэффициент кинема-
тической вязкости.

Если нельзя воспользоваться данными из практики и провести
достаточно точной аналогии с известными процессами, а модели-
рование процесса перемешивания осуществить невозможно, то
при выборе типа механических мешалок следует руководствоваться
их техническими характеристиками.

Цепные мешалки

Цепные мешалки конструктивно очень просты и широко рас-
пространены на глиноземных заводах (рис. 15). Они применяются
для: 1) поддержания равномерного отношения ж : т различ-

Рис. 15. Схема конструкции цепной
мешалки с волокушами:

1 — цепи; 2 — волокуша; 3 — устрой-
ство для подъема волокуши

ных пульп; 2) осуществления
химических процессов в присут-
ствии значительных количеств
твердого вещества в пульпах:
выщелачивание алюминиевого
сырья и измельченных алюминат-
ных спеков, разложение раство-
ров (декомпозиция и карбониза-
ция, обескремнивание растворов
и др.); 3) суспендирования твер-
дых веществ значительной плот-
ности, взмучивания осадков и др.

Достоинства этого типа ме-

шалок заключаются в простоте
устройства и дешевизне изготов-
ления, эффективности перемеши-
вания и универсальности приме-

нения. Однако цепные мешалки имеют сравнительно малый
объем, они тихоходны, а потому в них трудно получить однород-
ную по физическим свойствам пульпу из твердого вещества
и жидкости как по сечению, так и по высоте мешалки; кроме того,
они не пригодны для смешения жидкостей с сильно различа-
ющимися плотностями, и для быстрого растворения веществ.

Цепные мешалки (табл. 37) изготовляются самых различных
размеров со скоростью вращения от 3 до 20 об/мин.
ОСНОВНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ЦЕПНЫХ МЕШАЛОК

Размеры бака Размешивающее устройство Характеристи ка электродвигателя
диаметр D, мм высота Н, м полный объем V, ма длина L, м высота й, м скорость вращения п, об/мин мощность, кВт скорость вращения п, об/мин
3,0 2,85 20 2,5 1,4 15,0 4,5 980
3,0 3,0 21 2,5 1,4 16,2 4 1450
4,0 3,6 45 3,2 2,0 19,0 4,5 950
4,0 4,5 57 3,2 2,0 15,3 7 980
4,5 4,5 71 3,8 2,0 14,2 13 1450
4,5 6,0 95 3,8 2,5 14,2 13 1450
5,0 5,1 100 3,8 2,5 13,0 10 960
6,0 6,0 169 5,2 2,5 11,0 17 960
6,0 9,0 254 5,2 3,5 11,0 17 960
7,5 6,0 264 6,5 2,5 8,3 17 720
7,5 9,0 398 6,5 3,5 8,3 17 720
8,0 10,0 500 6,5 3,5 8,0 20 980
9,0 9,0 570 8,0 3,5 7,1 22 720
8,0 12,0 603 7,0 3,5 8,0 20 980
10,0 8,0 628 9,0 3,5 3,0 4,5 . 735
9,0 12,0 700 8,0 3,5 7,1 22 720
10,5 12,0 1040 9,0 1,5 3,1 3 720
— -

Лопастные

мешалки

Устройство лопастных
мешалок [37, 38] очень про-
стое. Они выполняются из
полосовой или угловой стали.
Лопасти устанавливаются
перпендикулярно или на-
клонно к направлению их
движения. Такие мешалки
бывают: одно- и многолопаст-
ные, рамные, планетарные
с отражательными перего-
родками или без них (рис. 16).
Лопастные мешалки приме-
няются для перемешивания
суспензий любой .вязкости
(до 100 сП применяются одно-
лопастные мешалки, а для
суспензий вязкостью 250 сП

Рис. 16. Схемы конструкции лопастных ме-
шалок:

а — однолопастная; б — рамная:

/ — электродвигатель с редуктором; 2 —
крышка емкости; 3 — вал мешалки; 4 — ло-
пасти (рама) мешалки; 5 — рубашка для обо-
грева (рис. б) и отражательная перегородка
(рнс. а)
ОСНОВНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ
ЛОПАСТНЫХ МЕШАЛОК*

Емкость Мешалка
S S 3” S
Q а: д К Мощность
а £ к электродви-
<и га О is Ф S poci щен ЛИН CD 2 а гателя N, кВт
а О га ч
& га к с S О И О ri га
1,4 1,5 2 1,0 63 50 3
1,6 2,2 4 1,0 63 50 3
1,8 2,6 6,3 1,25 63 80 7,5
2,0 2,5 8 1,25 63 80 10
2,2 2,6 10 1,6 31,5 80 5,5
2,6 3,8 20 1,6 31,5 95 7,5
3,4 5,5 50 1,9 31,5 НО 22,0

* Здесь и далее технические характеристики мешалок приведены из каталога Леи-
НИИхиммаша «Вертикальные аппараты с перемешивающими устройствами». Под ред.
Л. С. Марочника. М., ЦИНТИхимиефтемаш, 1971. 52 с. с ил.

и выше — рамные или многолопастные с отражательными пере-
городками).

Нормализованные лопастные мешалки (табл. 38) имеют ло-
пасти диаметром 400—1900 мм (в промышленности применяются
мешалки и больших размеров). Диаметр лопастей составляет
примерно 0,7—0,8 диаметра сосуда, в котором работает мешалка.

Рамные мешалки (табл. 39) характеризуются небольшим
объемом.

Пропеллерные мешалки

При необходимости создания интенсивной циркуляции пере-
мешиваемой жидкости применяются пропеллерные мешалки
(рис. 17). Такие мешалки обычно имеют три лопасти, изогнутые

Таблица 39

ОСНОВНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ РАМНЫХ МЕШАЛОК

Емкость Мешалка Мощность электро- двигателя N, кВт ч
диаметр D, м высота Н, м номинальный объем V, м3 ширина рамы L, м скорость вращения п, об/мин
1,0 1,5 1 0,8 63 3
1,4 1,7 2 1,06 63 3
1,6 2,0 3,2 1,3 63 5,5
1,6 2,4 4 1,3 63 5,5
1,8 2,6 5 1,5 50 7,5
2,0 3,2 8 1,7 25 5,5
2,2 3,3 10 1,7 25 7,5
по профилю судового винта; в зависимости от высоты слоя жидко-
сти на вертикальном валу мешалки установлены один или не-
сколько пропеллеров. Высота лопасти может быть определена как
шаг винта по формуле

h -= nd tg а,

(37)

где d — диаметр пропеллера; а — угол наклона лопасти пропел-
лера.

Рис. 17. Схема конструкции
пропеллерной мешалки с ру-
башкой для обогрева и отража-
тельными перегородками

Рис. 18. График для определения
мощности пропеллерной мешалки
с пропеллером диаметром, мм:
/ — 300; 2 — 400; 3 — 500; 4 — 600

Диаметр лопасти пропеллера обычно составляет 0,25—0,33
диаметра емкости.

Для увеличения интенсивности перемешивания пропеллер
может быть помещен в диффузор, представляющий собой полый
цилиндр. В случае необходимости перемешивания пропеллер-
ными мешалками жидкостей в больших емкостях вал с пропелле-
ром может быть установлен эксцентрично или под углом 10—20°
к вертикали.

Таблица 40

ОСНОВНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ПРОПЕЛЛЕРНЫХ

МЕШАЛОК

Емкость Мешалка Мощность электро- двигателя N, кВт
диаметр D, м высота Н, м объем V, м» диаметр d, м скорость вращения п, об/мин
1,0 1,4 1 0,3 250 1,5
1,4 1,5 2 0,4 200 3
1.6 2,2 4 0,5 200 7,5
1,8 2,6 6,3 0,6 125 5,5
2,0 2,5 8 0,6 125 7,5
2,2 2,6 10 0,7 125 17
2,4 3,6 16 0,7 125 30
ОСНОВНЫЕ ГЕОМЕТРИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ
ПРОПЕЛЛЕРНЫХ МЕШАЛОК С ДИФФУЗОРОМ

Размеры емкости Характеристики перемешивающего устройства
номинальный объем V, м" диаметр D, м высота //, м диаметр мешалки d, мм диаметр диффузора dIt мм скорость вращения мешалки л, об/мин
1,5 1,2 1,2 300 315 250—400
2,0 1.4 1,5 300 315 320—500
3,0 1,6 1,8 400 415 150—500
4,0 1,8 2,0 500 520 200—400
8,0 2,4 2,5 600 620 100—250
14,0 2,6 2,7 600 620 200—320

Пропеллерные мешалки применяют для проведения процессов
выщелачивания в условиях интенсивного перемешивания в средах
любой вязкости, для приготовления пульп или суспензий, для
репульпации осадков и шламов после их отстаивания и т. п.
Весьма интенсивное перемешивание создается при работе мешалки
со скоростью 400—1200 об/мин (иногда пропеллерные мешалки
работают со скоростью 1750 об/мин), однако для жидкостей вяз-
костью 500—6000 сП рекомендуют скорость не более 400 об/мин.

Число оборотов пропеллерной мешалки, или же мощность
при известном числе оборотов, можно приближенно определить,
пользуясь графиком Н. Е. Вишневского (рис. 18).

Нормализованные пропеллерные мешалки (табл. 40) выпу-
скаются с пропеллером диаметром 150—700 мм. Для повышения
эффективности перемешивания возможна установка в аппарате
отражательных перегородок или диффузора. Установка диффу-
зора предпочтительна при наличии змеевиков или других вну-
тренних устройств. Направление потока жидкости через диффузор
создает вертикальные потоки, что благоприятно влияет на пере-
мешивание.

Основные геометрические характеристики некоторых мешалок
с диффузорами приведены в табл. 41.

Турбинные мешалки

Турбинные мешалки применяются для создания весьма интен-
сивной циркуляции жидкости или суспензии, для тонкого диспер-
гирования и в сочетании с барботером — для процессов взаимо-
действия газа с жидкостью. Турбинные мешалки бывают откры-
того и закрытого типа, с одной или несколькими турбинами на
одном вертикальном валу. Мешалки открытого типа могут быть
установлены в сосудах с отражательными перегородками.
88
ОСНОВНЫЕ ГЕОМЕТРИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ТУРБИННЫХ
МЕШАЛОК ОТКРЫТОГО ТИПА С ОТРАЖАТЕЛЬНЫМИ
ПЕРЕГОРОДКАМИ И БЕЗ НИХ

Емкость Мешалка Мощность электродвигателя, кВт
диаметр D, м высота И, м объем V, м3 диаметр d, м скорость вращения, об/мин с отража- тельными перегород- ками без отража- тельных перегородок
1 1,4 1 0,3 250 3.0 1,5
1,4 1,5 2 0,4 200 5,5 3
1.6 2,7 4 0,5 160 10 7,5
2,0 2,5 5 0,6 160 17 7,5
2,2 2,6 10 0,7 160 40 17
2 4 2,8 12,5 0,7 160 40 30
2,4 3,6 16 0,7 125 30 20

Турбинные мешалки могут работать в очень вязких средах
(вязкостью до 5-105 сП [38]). Они применимы для перемешивания
суспензий, содержащих 60% и более твердой фазы крупностью
частиц до 1,5—2 мм; иногда они работают в пульпах с частицами
крупностью до 20 мм [37, 38].

Рис. 19- Лопастное колесо тур-
бинных мешалок:

а — открытого типа; б — закры-
того типа

Рабочим, органом турбинных мешалок служит лопастное ко-
лесо (турбина) с прямыми или изогнутыми лопастями (рис. 19, а);
в мешалках закрытого типа лопастное колесо помещено в не-
подвижный направляющий корпус (рис. 19, б) и пульпа в такой
мешалке засасывается внутрь аппарата центробежными силами,
проталкивается по внутренним каналам от центра к периферии
с большой скоростью и выводится из турбины, в результате чего
происходит весьма интенсивное перемешивание суспензии.

Турбинные мешалки (табл. 42) нормализованы и изготавли-
ваются с турбинами диаметром 150—700 мм при отношении диа-
метра турбины к диаметру емкости 0,25—0,33. Скорость враще-
ния их обычно 100—350 об/мин; однако турбинные мешалки для
специальных целей могут работать со скоростью вращения до
2000 об/мин.

Специальные мешалки

В гидрометаллургических производствах можно встретить
специальные механические мешалки самых разнообразных кон-
струкций. Из них наиболее широко распространены барабанные,

Рис. 20. Схема конструкции
ленточных мешалок в обо-
греваемом аппарате

дисковые, якорные и ленточные.

Ленточная мешалка (рис. 20)
применяется для перемешивания весьма
плотных и вязких (пастообразных сред)
(например, сгущенного нефелинового
шлама в фильтрах-сгустителях). При вра-
щении она очищает стенки реактора от
налипающей реакционной массы. Ленточ-
ные мешалки могут быть установлены
в автоклавах. Аналогична по назначению
якорная мешалка. Форма перемешива-
ющего органа повторяет форму емкости,
в которой она работает, между мешалкой и
стенкой емкости имеется незначительный

зазор. Скорость вращения таких меша-
лок не превышает 10—12 об/мин.

Барабанная мешалка имеет
форму беличьего колеса. Скорость ее

вращения весьма высока (1000 об/мин и даже более). Такие ме-

шалки применяют для приготовления эмульсий и пульп при
большой разности плотностей смешиваемых фаз.

Дисковая мешалка состоит из дисков, закреплен-
ных на валу. Диски имеют специальные отверстия или же снаб-
жены полыми пальцами. Скорость вращения дисковых мешалок,
как и барабанных, весьма высока. Наиболее удачно подобные
конструкции мешалок могут быть использованы для проведения

процессов аэрации или газации.

Принцип расчета мощности механической мешалки

Основываясь на гидродинамическом подобии в процессах пере-
мешивания, можно представить в общем виде закон сопротивле-
ния среды функциональной зависимостью [36—39]:

Eu = f(Re, Fr), . (38)

где Ей — критерий Эйлера, характеризующий перепад гидро-
статического давления; Re — критерий Рейнольдса, характери-
зующий режим движения жидкости; Fr — критерий Фруда,
характеризующий влияние сил гравитации и волнообразования.
90
Поскольку рабочий орган мешалки погружен глубоко, влияние
силы тяжести, связанной с волнообразованием на поверхности
жидкости, можно не учитывать. Тогда зависимость для мешалок
упростится:

EuM = /(ReM). (39)

Общепринятое выражение критерия Эйлера имеет вид:

Еи = -^г, (40)

где ДР — перепад давления; р — плотность среды; W — ско-
рость потока.

/ р N

Путем незначительных преобразований ДР — -у

= л nd) можно получить модифицированное выра-
жение критерия Эйлера для перемешивания пульп механической
мешалкой

Ей - _____—

u« — n3d5p ’

(41)

где п— число оборотов мешалки; d — диаметр мешалки; Np —
расчетная мощность, затрачиваемая на преодоление сопротивле-
ния среды.

В этом виде критерий Эйлера называют критерием мощности
или коэффициентом мощности:

к _ (42)

Лс n3d5p •

Критерий Рейнольдса для процессов перемешивания также
целесообразно видоизменить:

Re = или ReM = ^-^. (43)

р м р

Таким образом, критериальное уравнение для определения
мощности в процессе перемешивания есть функциональная зави-
симость коэффициента мощности от критерия Рейнольдса. Экспери-
ментальное раскрытие этой функции на моделях механических
мешалок дает степенную зависимость

(44)

Численные значения коэффициентов А и т для различных
типов мешалок приводятся в справочной литературе [40].

На рис. 21 приведены некоторые опытные значения коэффи-
циента мощности в зависимости от значения критерия Рейнольдса
для геометрически подобных мешалок.
Рис. 21. Зависимость коэффициента мощности от критерия Рейнольдса
для геометрически подобных мешалок:

1 — лопастная, без отражательных перегородок; 2 — то же, с отража-
тельными перегородками; 3 — пропеллерная, без отражательных пере-
городок; 4 — то же, с отражательными перегородками; 5 — открытая
турбинная, без отражательных перегородок; 6 — то же, с отражатель-
ными перегородками; 7 — закрытая турбиииая

Об/нин 60100200л. с.

2800
2000
2000
1600
1200

800

ООО

200 000 600 800 1000 1200 1000 d,rin

Рис. 22. Мощность двигателя 2V, л. с. (цифры у кривых) в зависимости
от диаметра пропеллера (J) и скорости его вращения (л) прн работе в воде.
Сплошные линии — по диаграмме Фармера, их продолжение пунктиром —
по формуле проф. П. Г. Ромаикова, пунктирные линии — окружная ско-
рость лопастей пропеллера, м/с
Для определенного типа мешалок можно вычислить значение
критерия Рейнольдса через критерии и симплексы подобия [41 ]:

ReM = cGa^TO, (45)

где Ga — критерий Галилея; Гр — симплекс отношения плот-
ности частиц к плотности среды; Г^ — симплекс отношения
диаметра частицы к диаметру мешалки; Гд — симплекс отношения
диаметра емкости к диаметру мешалки; с, k, е, т, п — постоян-
ные для каждого типа мешалки (приводятся в справочной лите-
ратуре и монографиях [40, 41 ]).

Определив значения ReM, мощность, необходимую на преодоле-
ние сопротивления среды, можно рассчитать по уравнению

Np = Kcd5n3p. (46)

Тогда мощность электродвигателя определим из выражения

где К3 — коэффициент запаса, учитывающий момент инерции
(пусковой момент); т) — суммарный коэффициент полезного дей-
ствия установки.

Для приближенных расчетов необходимой мощности мешалок
существуют графические зависимости. Например, для пропеллер-
ных мешалок можно пользоваться графиком, представленным на
рис. 22. Следует иметь в виду, что данные этого графика относятся
к работе мешалки в воде, и при определении мощности для пере-
мешивания различных пульп следует учитывать их плотность и
вязкость.

Моделирование механических мешалок для определения
эффективности перемешивания

Рассмотрим моделирование мешалок по их эффективности для
процесса растворения твердого вещества в растворителе.

В соответствии с современным состоянием теории растворения
твердых тел в жидкости можно считать, что в условиях механи-
ческого перемешивания время растворения т может быть выражено
в виде функции

т = /(С0; Сн; F- tv, d), (48)

где Со — начальная концентрация растворенного вещества; С„ —
концентрация насыщения растворяемого вещества; F — удельная
поверхность растворяемого вещества (поверхность, отнесенная
к единице массы); п — число оборотов мешалки; d — определя-
ющая геометрическая характеристика мешалки.

Растворение вещества является неустановившимся процессом,
который характеризуется при моделировании критерием гомо-
93
хронности. В данном случае критерий гомохронности равен про-
изведению времени растворения на число оборотов мешалки

Но = хп. (49)

В то же время произведение хп выражает эффективность меха-
нической мешалки, так как чем меньше х при том же и, тем более
эффективна мешалка.

Экспериментально было установлено, что для различных ве-
ществ как моно-, так и полидисперсного состава с поверхностью F
при одной и той же начальной концентрации можно пользоваться
следующим уравнением для определения времени процесса раство-
рения в мешалках различной формы и размеров:

где х — время процесса растворения; kM — коэффициент формы
мешалок.

Ниже приведены значения коэффициента формы мешалки (kM)
для некоторых механических мешалок:

Мешалки:
лопастная ...........................1,10—1,22

пропеллерная трехлопастная .... 1

дисковая четырехлопастная...........0,76—0,92

турбинная открытого типа 0,69—0,90

Следует отметить, что для-сосудов без отражательных пере-
городок Но = ПО, а для сосудов, имеющих отражательные пере-
городки, Но = 80 (отклонение составляет ±10%). Таким обра-
зом, критерий гомохронности — величина постоянная и универ-
сальная для мешалок, работающих в режиме развитой турбулент-
ности при ReM > 4,5-104. Следовательно, в ряде случаев можно
найти время растворения в зависимости от конструкции мешалки.

ПНЕВМАТИЧЕСКОЕ

И ПНЕВМОМЕХАНИЧЕСКОЕ ПЕРЕМЕШИВАНИЕ

Пневматические мешалки или смесители бывают двух видов:
аппараты с перемешиванием при помощи барботажа и аппараты,
снабженные аэрлифтными устройствами.

Барботажное перемешивание

Наиболее простым аппаратом этого типа является емкость,
в которую опущена труба с отверстиями для выхода газа. Для
более равномерного перемешивания на дно реактора укладывают
барботеры — горизонтальные трубы или кольцо с мелкими отвер-
стиями. Барботаж может осуществляться воздухом, реакционным
или инертным газом; в случае необходимости нагрева при пере-
94
мешивании применяется пар. Газ или пар выходит из отверстий
барботера, пробулькивает через жидкость, перемешивая ее. Диа-
метр отверстий барботера обычно принимают 3—6 мм, для лучшего
перемешивания и уменьшения потерь напора отверстия в трубах
располагают по винтовой линии.

Рис. 23. Различные конструкции
барботера:

а — колокольного типа; б —
сопло для подачи пара; в коль-
цевой барботер

Более совершенной конструкцией является установка, состоя-
щая из реактора с коническим или параболическим днищем, в ко-
тором установлен барботер типа колокола с зазубренными краями

для дробления воздуха или
газа на мелкие пузырьки.

Барботеры бывают различ-
ной формы, некоторые из них
приведены на рис. 23. Барбо-
тажное перемешивание целесо-
образно применять в тех слу-
чаях, когда одним из реагентов
в процессе служит газ или пар,
а также для перемешивания
сред с большой химической
активностью, в которых меха-
нические мешалки быстро раз-
рушаются.

Воздух

а 6

Рнс. 24. Некоторые конструкции аэро*
лифтов:

а — секционный; б — выносной; / — труба
подачи сжатого воздуха; 2 —секция пере-
тока (а) илн переточная труба (б)

Азролифтное перемешивание

Кроме барботирования, пнев-
матическое перемешивание

можно осуществлять в аппара-

тах, работающих по принципу воздушных подъемников или аэро-
лифтов (рис. 24). Перемешивание в подобных аппаратах осуще-

ствляется путем циркуляции пульпы за счет сжатого воздуха,
который подается в центральную трубу. Пульпа, смешиваясь
с воздухом, образует газопулыювую смесь, плотность которой
значительно меньше, чем пульпы, и поэтому смесь поднимается
по межтрубному пространству и выливается из аппарата в верхней
ее части.

В аппаратах с переменным -уровнем пульпы целесообразно
устанавливать секционные аэролифты, у которых вместо наружной
трубы установлены секции. В случае снижения уровня пульпы
подъем газопульповой смеси также снижается, что позволяет
снизить расход электроэнергии, который весьма значителен при
пневматическом перемешивании.

Аэролифтное перемешивание очень широко применяется в аппа-
ратах большой емкости. В резервуарах больших диаметров (кор-
рекционных и сборных бассейнов, декомпозеров и др.) для более
равномерного перемешивания пульпы во всем объеме, кроме цен-
трального аэролифта, устанавливают периферийные: три-четыре
аэролифта на равном расстоянии один от другого. Кроме пере-
мешивающих аэролифтов, аппараты такого типа снабжены транс-
портными аэролифтами для перекачки пульпы из одной емкости
в другую.

Расход воздуха при аэролифтном перемешивании достаточно
густых пульп составляет 0,9—1,2 м3/мин на 100 м3 объема чана.
Давление воздуха в зависимости от высоты емкости обычно 1,5—
4 ат. Давление, под которым газ подается на перемешивание,
должно создавать скоростной напор в трубопроводе для преодо-
ления местных сопротивлений и сопротивления гидростатического
столба перемешиваемой пульпы в резервуаре:

Р = 4рХ(1+^) + Р1.^, (51)

где рг, рп — соответственно плотности воздуха (газа) и пульпы;
Н — высота столба пульпы; V £ — сумма коэффициентов местных
сопротивлений; и> — скорость воздуха (газа).

При расчете барботеров расход воздуха на 1 м2 свободной
поверхности резервуара ориентировочно составляет 0,4—1 м3/мин
(в зависимости от требуемой интенсивности перемешивания);
время же перемешивания определяется опытным путем.

Расход воздуха (газа) определяется по формуле:

V = FK/60, (52)

где V — расход воздуха (газа), м3/с; F — свободная поверхность
резервуара; К — расход воздуха на 1 м2 свободной поверхности
в минуту.

Тогда масса воздуха в секунду для перемешивания будет
равна

G = VPr. (53)
При заданных давлении и температуре забираемого на пере-
мешивание воздуха (газа) можно определить температуру адиаба-
тического сжатия в компрессоре:

g-i

Т2 = Т1(-^-') “ , (54)

где Ti и Тг — температуры забираемого и выходящего из компрес-
сора воздуха, К; Pi и Ра — атмосферное и необходимое для пере-
мешивания давление соответственно; а — показатель адиабаты.
Работа сжатия выражается уравнением

св<7\ — 7',)

T = GL; L (55)

где сР — удельная теплоемкость воздуха (газа); А — постоянная,
равная 1/427.

Необходимая мощность компрессора определяется из работы
сжатия и суммарного коэффициента полезного действия ком-
прессора

= (56)

Пневмомеханическое перемешивание

Такой способ применяется для перемешивания пульп, содер-
жащих значительное количество песковой фракции, и в случае
необходимости достаточно интенсивного перемешивания при не-
большом расходе газового реагента.

Механические мешалки для такого перемешивания могут быть
различных конструкций. Например, гребковые мешалки с цен-
тральным аэролифтом (табл. 43) вращаются со скоростью 2,5—
3,7 об/мин, давление воздуха в них 0,6—2,2 ат.

Пропеллерные (или импеллерные) мешалки с периферическими
аэролифтами работают со скоростью вращения 130—200 об/мин

Таблица 43

ХАРАКТЕРИСТИКА ГРЕЬКОЕЫХ МЕШАЛОК С ЦЕНТРАЛЬНЫМ
АЭРОЛИФТОМ

Размер емкости Диаметр перемеши- вающего устройства d, м Мощность электро- двигателя, кВт Объем воздуха, м8/мнн
диаметр D, м высота Н, м объем V, мэ
1,8 3 7,5 1,35 0,7 0,2—0,4
3,6 3,6 35,0 3,3 1,5 0,4—0,6
4,5 4,5 70,0 3,8 3,0 0,6—0,8
7,5 5 220,0 6.0 5,0 0,9—1,2
8 6 300,0 6,8 5,5 1,4—1,8
9 7 440,0 7,2 10,0 2,5—3,5

4 Н. И. Еремин и др.

97
при потреблении газовой фазы 0,5—1,5 м3/мин. Возможно под-
вести газовую фазу для барботажа также под турбинные, диско-
вые и другие мешалки.

СХЕМЫ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ РЕАКТОРОВ
С ПЕРЕМЕШИВАНИЕМ МАТЕРИАЛОВ

Современные мощные глиноземные заводы оборудуются не-
прерывно действующими нитками реакторов, что позволяет уве-
личить производительность оборудования и осуществить автома-
тическое регулирование процессом. Существует несколько раз-
личных схем непрерывно действующих установок для перемеши-
вания пульпы.

Общая емкость мешалок определяется необходимым временем
для осуществления процесса. Число мешалок выбирают, исходя
из необходимости обеспечения однородности среды, времени за-
вершения процесса в последней мешалке и из конструктивных
размеров мешалок (учитывая существующие нормали). Для бы-
стро завершающихся процессов обычно устанавливают не менее
трех мешалок, для более продолжительных процессов, требую-
щих нескольких часов, устанавливают до 6—10 мешалок.

При каскадном расположении меша-
лок, соединенных переточными трубами (рис. 25), в емкостях
установлены отбойные перегородки, которые огораживают про-
странство, куда подается пул'ьпа, чтобы предотвратить возмож-
ность перетекания ее в верхних слоях и образования застойных
зон в нижней части емкости. Каскадная схема наименее энерго-
емка, однако применение ее для большого числа емкостей
затруднительно, так как перепад высот между емкостями должен
быть не менее 0,5 м.

В схеме мешалок с перетоком при помощи
сифонов (рис. 26), транспортирование пульпы или жидкости осу-
ществляется посредством сифонной трубы. Чаще всего таким
образом соединяют цепные мешалки большой емкости (100—
500 м3) для осуществления медленно протекающих непрерывных
процессов (например, декомпозиция или карбонизация алюминат-
ных растворов). Число мешалок в установке 12—16 шт.; для
облегчения перетока мешалки располагают небольшими каскадами.

Схемы мешалок с перетоком при по-
мощи аэролифтов (рис. 27) применяются в весьма
больших аппаратах (емкостью 500—3000 м3). Энергозатраты
в данном случае сравнительно высоки, но это единственная пока
реальная схема перетоков суспензий в очень больших аппаратах.

Схема реакторов с перетоком при помощи давления приме-
няется для осуществляния процессов, протекающих под давле-
нием (автоклавные процессы). Давление может создаваться паром,
необходимым как для нагрева, так и для перемешивания.
Сырая

Рис. 25. Каскадное расположение мешалок

Рис. 26. Схема мешалок с перетоком при помощи сифонов
Наиболее широко в глиноземном производстве применяются
схемы мешалок и реакторов с перетоком
при помощи насосов. Такие схемы достаточно универ-
сальны, однако довольно энергоемки; применяются в основном
для соединения аппаратов малой и средней емкости.

МАТЕМАТИЧЕСКИЕ МОДЕЛИ

ОСНОВНЫХ ТИПОВ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКТОРОВ

Как известно, время пребывания частиц в непрерывном про-
цессе нельзя безоговорочно отождествить с тем же временем для
прерывного процесса. Вследствие «проскока» частиц их время
пребывания может колебаться в самых широких пределах — от О
до оо, тогда как для периодического процесса оно всегда постоянно
(т0). Таким образом, при равном среднем времени пребывания
частиц в непрерывном и периодическом процессах эффективность
периодического будет выше, чем непрерывного. Проскок частиц
нежелателен также и потому, что некоторые частицы, наоборот,
долго задерживаются в реакторе, что иногда приводит к отрица-
тельным последствиям. Кроме того, заполнение рабочего объема
уже прореагировавшими частицами снижает эффективность его
использования.

Для проведения расчетов для выбора типа и конструкции хими-
ческих реакторов, определения числа реакторов в каскаде и для
нахождения оптимальных параметров процесса необходимо уста-
новить функцию распределения частиц по времени их пребывания
в единичном реакторе Fi (т) или F] (т) или в каскаде, состоящем
из N реакторов, F^ (т) или F'n (т).

Интегральная функция распределения частиц по времени их
пребывания в аппарате F (т) характеризует долю частиц, вышед-
ших из аппарата к моменту времени т. Дифференциальная функ-
ция распределения частиц по времени их пребывания в аппарате
F' (т) характеризует долю частиц индикатора (например, кра-
сителя, задерживающихся в аппарате в течение промежутка вре-
мени di (от т до т -f- di).

Основные, наиболее часто встречающиеся типы моделей, ис-
пользуемые для описания работы реакционных аппаратов, при-
ведены в табл. 44. В качестве примера рассмотрим более подробно
модель идеального перемешивания.

В реакторах идеального перемешивания длительность пребы-
вания частиц не постоянна (т =f= const), а функция F (т) зависит
от принятого объема реакторов. Предполагается, что в таких
реакторах каждая частица, попавшая в аппарат, имеет равную
вероятность со всеми остальными частицами остаться в аппарате
или первой его покинуть [42, 43]. Таким образом, время пребыва-
ния частиц в реакторе не ограничено по величине, т. е. может
находиться в пределах 0 < т < оо.
Таблица 44

ОСНОВНЫЕ ТИПЫ МОДЕЛЕЙ РЕАКТОРОВ

Тип Схема потока Математическое описание Характер отклика
ступенчатое возмущение импульсное возмущение

дС дС

—— = — w ——
ст дх

Модель
идеального
вытеснения

Модель
идеального
смешения

Диффузион-
ные
модели
вытеснения:

однопараме-
трическая

двухпараме-
трическая

дС
дт

дС
= — w
ox

:'"c-
+ Dl dx2

дС
дт

dC
dx

д2С

r R dR\ dR

Ячеечная
модель

1 dC _

m dx

Tn (G_! — C, )

Реакторы идеального перемешивания характеризуются двумя
эффектами: идеальным перемешиванием реагирующей массы и
ступенчатым характером изменения концентрации индикатора
от одного аппарата к другому в каскаде. Математическая модель
такого реактора имеет вид

£ = -^(Свх-С),
ат V v вх 7

(57)

где Сах и С — концентрации компонента на входе и выходе из
реактора соответственно; и — объемная скорость потока; V —
объем аппарата.

Впервые эта модель была изучена в работах (Р. Мак-Миллана)
[44], Н. И. Кириллова [451 и К. Г. Денбига [46].
Дифференциальная функция распределения для единичного
реактора идеального перемешивания

F'(T) = Д-е’Л (58)

а в интегральной форме

F (т) = 1 - е'х,\ (59)

где т — среднее время пребывания частиц в реакторе; предпола-
гается, что его можно определить по формуле т — VI и.

Рис. 28. Дифференциальная функция распределения частиц по
времени их пребывания в каскаде реакторов идеального переме-
шивания (цифры у кривых — иомер реактора, каскада N)

Функция распределения частиц по времени их пребывания на
выходе из /V-ного реактора каскада имеет вид

= (Л/ —1)!

2V-1

I е т

(60)

или в интегральной форме

F\. (т) = 1 - е'Гх [ 1 + -jT + 4- + • • • +

Г (.V —1)! Г

(61)

Графики функций (60) представлены на рис. 28.

Для проверки применимости математических моделей для
описания реальных процессов необходимо проведение экспери-
ментальных определений расхождения между фактическими и
теоретическими функциями распределения частиц по времени их
пребывания в реакторе. Принципиальная схема таких исследова-
102
ний сводится к следующему: в систему (реактор) вводится сигнал
(или возмущение), в результате чего образуется сигнал отклика

системы на оказанное воздействие (рис. 29).

Обычно в качестве возмущения на входе в реактор используют
индикатор, который не должен поглощаться в ходе эксперимента,

т. е. частицы индикатора должны быть нейтральными по отноше-
нию ко всей остальной массе частиц, находящихся в реакторе.
Кроме этого, необходимо, чтобы точное измерение концентрации
индикатора было простым, надежным и не связанным с услож-

нением конструкции установки или
организации эксперимента (471.

В качестве индикаторов исполь-
зовали различные вещества — кра-
сители, кислоты, основания, радио-
активные изотопы и др. Контроль
концентрации индикатора осуще-
ствляли различными способами:
калориметрическим (световой абсорб-
цией), потенциометрическим (по кон-
центрации ионов Н+) и радиацион-
ным (по интенсивности радиации
через число импульсов счетчиком
Гейгера) [421.

Наиболее часто применяются сле-
дующие формы входных сигналов
[42,47]: ступенчатый ввод индика-
тора в реактор и импульсный ввод

Рис. 29. Функции распределения
при ступенчатом (а) и импульсном
(б) вводе индикатора

индикатора.

При ступенчатом изменении концентрации индикатора в на-
чале опыта концентрация на входе в реактор скачкообразно изме-
няется с одной установившейся величины до другой. В этом слу-
чае относительный сигнал отклика на ступенчатое возмущение
совпадает с кривой F (т):

61 — Со
Со-Си

= /Чт).

(62)

Этот способ не отличается высокой точностью, но достаточно
прост для того, чтобы найти применение для расчета смесей,
прокачиваемых по трубопроводу, химическим реакторам и т. п.

Сущность способа импульсного ввода индикатора заключается
в том, что за промежуток времени, много меньший чем т = V/u,
в реактор вводится определенное количество меченых частиц
(индикатор).

Теоретическое распределение времени пребывания частицы
в реакторе тем ближе к реальному распределению, чем меньше
величина т'/Т, где т' — время перемешивания до усреднения кон-
центрации во всем объеме. На практике это достигается тогда,
когда т7т<1/10 [43]. Если концентрация меченого вещества
в момент времени т равняется С (т), тогда должно выполняться
равенство

C(t) = -^--^^ = -5-F'(t), (63)

' ' и dr и ' '

где F' (т)—доля меченого вещества на выходе из реактора; Q —
количество введенного вещества.

Результаты экспериментальных исследований изображаются
в системе прямоугольных координат как функция ИС (t)/Q от
т/т. Импульсный метод ввода индикатора широко распространен
в лабораторных исследованиях и в промышленных испытаниях
[42, 46, 48]. Ступенчатые и импульсные сигналы воспроизводятся
тем лучше, чем больше время пребывания частиц в реакторе.

После того как с реального реактора снята экспериментальная
функция распределения, она оценивается двумя группами вероят-
ностных числовых параметров: 1) характеристиками положения
кривой (математическое ожидание, мода распределения, плот-
ность вероятности моды распределения, медиана) и 2) характе-
ристика формы кривой (моменты распределения 1—4-го порядков).
Гак как одна и та же физическая система может быть описана
разными методами, то возникает проблема выбора оптимальной
математической модели. Для ее решения предварительно выде-
ляется ограниченная группа математических описаний, которые
структурно могут удовлетворять физической картине явления.
На следующем этапе исследования производится более детальный
анализ модели с помощью способов, изложенных в работе [47 ].
Например, сравнение режимов работы реального каскада реакто-
ров смешения с моделью каскада реакторов идеального переме-
шивания удобно производить путем спрямления эксперимен-
тальных данных в системе координат [49]:

t)’ <64>

основываясь на уравнении

1п(|г) = 1пх + ^-1)1п^-. (65)

В этом уравнении постоянная величина 1п х представляет собой
модифицированный критерий гомохронности

Но’ = -^ = 1пх (66)

где Ат — интервал времени между двумя наблюдениями, опре-
деляемый по методике [50]; х— относительная концентрация
частиц.

Использование критерия Но* позволяет оценить, насколько
близок режим работы реального реактора к режиму идеального
перемешивания.
РАСЧЕТ ЧИСЛА РЕАКТОРОВ
И СТЕПЕНИ ПРЕВРАЩЕНИЯ ВЕЩЕСТВА
НА ВЫХОДЕ ИЗ КАСКАДА

Степень превращения в реакторе периодического действия
можно определить для каждого момента времени, исходя из
лабораторного эксперимента, а все необходимые для этого исход-
ные данные — по графику зависимости х = (1 — С/Со) от т.

Если в непрерывно действующем реакторе идеального пере-
мешивания требуется обеспечить такой же выход, как и в пе-
риодически работающем реакторе, то необходимо установить или

Рис. 30. Зависимость степени превращения вещества от
модуля каскада М — Nk^x

один аппарат большего объема, или каскад из нескольких аппа-
ратов, чтобы возросло среднее время пребывания в нем вещества.
Пои установившемся режиме степень превращения вещества для
каждого реактора каскада можно найти из уравнения материаль-
ного баланса потоков [42, 461. Подставляя в уравнение (57)
значение скорости реакции первого порядка, можно найти отве-

чающую ей степень
реакторов:

X,v=l—-= 1
ьвх

превращения вещества для каскада из Af

(1 +ki)N '

(67)

График функции (67) представлен на рис. 30. Зависимость
выхода продукта для реакции более высокого порядка, чем пер-
вый, приводит к сложному выражению, способы расчета которого
приводятся в работе [421.
Из-за трудности решения уравнений были предложены не-
сколько графических способов определения числа ступеней ка-
скада. Наиболее универсальный метод был предложен К. Н. Ша-
балиным и С. Ф. Крыловым 151 1. Он основан на допущении, что
скорости непрерывного и периодического процессов для соответ-
ствующих периодов времени должны быть равны: тпер — тнеПр.
По имеющемуся графику зависимости концентрации продукта от

времени для периодического процесса находят скорость реакции

в разные промежутки времени (как первую производную концен-
трацию по времени dCi.'dXf. После этого строят график зависи-

Рис. 31. Графическое определе-
ние числа реакторов полного
смешения в каскаде по методу
Шабалииа —Крылова

мости k f (С^. Каждая точка кривой
определяет скорость реакции и сте-
пень превращения вещества на выходе
из реактора. Среднее время пребыва-
ния т определяется как тангенс угла
наклона отрезка прямой, соединяющей
начало координат с данной точкой
кривой.

Если задано среднее время пребыва-
ния частиц в каждом реакторе каскада
т = V/u, то для расчета числа реакто-
ров из начала осей координат (рис. 31)
проводят прямую под углом ri до ее
пересечения с кривой k = f (С,-). Из
точки на оси абсцисс, отвечающей точке
пересечения, проводят вторую прямую

с углом наклона тг до пересечения ее
с кривой и т. д. При таком построении абсцисса точек пересече-
ния параллельных лучей с кривой характеризует концентрации
продуктов на входе и выходе у соответствующих реакторов, по
величине которых можно определить число реакторов, обеспе-
чивающих требуемый выход продукта.

К сожалению, условие равенства скоростей реакции при
периодическом и непрерывном процессах не может выполняться
для последовательно и параллельно протекающих реакций, т. е.
когда на кривой зависимости С = f (т) появляются экстремальные
точки.

Для расчета степени превращения вещества при осуществле-
нии гетерогенных процессов в каскаде реакторов идеального пере-
мешивания используют зависимость [461

HN = 1 — f v>(T)F'(t)dt,
(J

(68)

где HN — степень превращения вещества в Л^-ном реакторе ка-
скада; to (Т) — кинетическая функция; Т = т/тр; тр — время
условно полного завершения реакции.
Кинетическая функция со (Т) может быть определена из пе-
риодического опыта и имеет вид:

со (7) = С°-~С =(1 -Т)п, (69)

с0

где Со и С — соответственно предельная и текущая концентрация
вещества в растворе.

При растворении идеально однородных и монодисперсных
частиц функция со (Т) определяется как

со (7) = (1 — Т)3. (70)

В этом случае значения степени превращения веществ можно
определить путем подстановки уравнений (70), (60) в уравнение
(68). Например, при N 1 получим

И'~~ь + tp ~ Д ь3 е ’

при Л' = 2

и 6 I8 6 -ь 24 -ь . 24 ,_ОА

~ b Ь- Ь2 е & е Ъ3 11 Т’ Д’’

где b = тр/т.

Для определения вида функции со (7) предварительно в ходе
периодического лабораторного эксперимента устанавливают за-
висимость извлечения от времени процесса, после чего выбирают
предельную необходимую концентрацию вещества Со и время
процесса тр. Вид функции со (7) находят на основании экспери-
ментальных данных в системе координат j’ со (7) /Дт) по урав-
нению

у ^Щ7) = J _ J- т. (73)

тр

ОЦЕНКА ЭФФЕКТИВНОСТИ
И КАЧЕСТВА РАБОТЫ РЕАКТОРОВ

При проектировании гидрометаллургических установок и при
разработке типовых технологических процессов необходимо иметь
возможность объективно оценить качество работы и эффектив-
ность использования применяемой аппаратуры.

Обычно для этой цели служит так называемый коэффициент
использования полезного объема реакторов, обозначаемый бук-
вой 1] и определяемый как отношение времени завершения реак-
ции с заданной степенью превращения вещества в эталонном
реакторе идеального вытеснения (тв) к среднему времени пребы-
вания частиц в исследуемой установке (т) [47 ]:

?] = тЕ/т. (74)

107
При условии одинаковой производительности исследуемою
аппарата и реактора-эталона и одинаковой степени превращения
вещества в этих реакторах ц реактора может быть принято равным
отношению объемов исследуемой и эталонной установок. Иногда
в качестве реактора-эталона применяют реактор периодического
действия той же производительности.

Такой способ оценки эффективности работы реакторов
имеет определенные недостатки и ограничения, особенно при
исследовании работы каскада реакторов непрерывного дей-
ствия.

Предложено [50, 52] оценивать эффективность действия гидро-
металлургических реакторов по величине показателя |3 — коэф-
фициента полезного объема реакторов. Этот показатель представ-
ляет собой долю всех реагирующих частиц, которые задержи-
ваются в аппарате (или в каскаде аппаратов) на промежуток вре-
мени т, больший, чем время тг — минимально необходимое для
протекания реакции с заданной степенью превращения, и мень-
ший, чем время — время практически полного завершения
реакции (тг < т < iR). Иными словами, |3 представляет собой
долю общего полезного объема одиночного аппарата (или аппара-
тов в каскаде), занятого частицами, реагирующими с нужной
степенью превращения и не задерживающимися в установке сверх
необходимого для этой цели времени. Остальная часть объема
аппаратов при этом занята частицами или не успевающими всту-
пить в реакцию, или уже прореагировавшими полностью и теперь
бесцельно занимающими место в реакторах.

Если известны интегральная функция распределения частиц
F (т) и доля частиц, задерживающихся в аппарате за время т,
то р одиночного реактора или каскада из N одинаковых реакто-
ров может быть определена по формуле:

Р = Е(тя) — F(trK), (75)

где К iriiR — показатель устойчивости процесса.

Зависимость (75) универсальна и может быть применена для
оценки работы реакторов любого типа. Кроме того, она удачно
связывает между собой основные параметры процесса: продолжи-
тельность реакции, фактическую общую продолжительность пре-
бывания частиц в аппаратах, устойчивость процесса, число аппа-
ратов в каскаде и производительность установки.

На графиках интегральной функции распределения частиц
по времени их пребывания в аппаратах F (т) величина р изобра-
жается отрезком, равным разности двух ординат кривой, отве-
чающих соответственно относительному времени пребывания ча-
стиц в аппаратах т,/т и тЛ/т (т средняя продолжительность
пребывания всех частиц). Пример такого графика для модели
реактора перемешивания при конечной продолжительности пре-
бывания частиц в аппаратах изображен на рис. 32.
F(T) в3 В‘

Т/Т

Рис. 32. График интегральной функ-
ции распределения частиц по времени
их пребывания в аппарате

С точки зрения наиболее эффективного использования аппара-
туры необходимо вести процесс таким образом, чтобы показатель
Р имел возможно большее зна-
чение.

При применении установок,
состоящих из каскада последова-
тельно соединенных одинаковых
реакторов, возможны случаи,
когда значения р для первых N
реакторов каскада равны значе-
ниям Р для каскада из (N - 1)
аппарата:

Pv = P.v+i- (76)

Очевидно, что в этом случае
уже невыгодно применять каскад
из N + 1 реактора, а достаточно
ограничиться каскадом из N ре-
акторов.

Подставляя в условие (76) интегральные функции распределе-
ния частиц по времени их пребывания в аппаратах и решая полу-
ченное уравнение, можно найти соотношение параметров про-

цесса, отвечающее оптимальному режиму работы каскада именно
из N одинаковых реакторов.

Применяя графоаналитический метод и используя вычисли-
тельную технику, удалось решить эту задачу и построить спе-
109
циальные диаграммы для графического решения вопроса о выборе
оптимальных условий протекания процесса в заданном каскаде
реакторов или о выборе каскада реакторов, наиболее соответ-
ствующего заданному технологическому режиму процесса. Такие
диаграммы были построены для моделей реакторов различных
типов. В частности, на рис. 33 изображена диаграмма /С—т^ для
каскада реакторов идеального перемешивания.

Задаваясь степенью устойчивости процесса К и временем
достижения равновесия реакции т^, можно найти на диаграммах
точку, отвечающую величине этих параметров. Область, в которую
попадает эта точка, ограничена толстыми кривыми, соответству-
ющими оптимальным условиям применения определенного числа
ступеней каскада. Кроме того, положение точки на графике харак-
теризует и р установки (тонкие кривые).

Диаграммы позволяют систематизировать и упростить расчеты,
связанные с проектированием гидрометаллургических установок.

Для объективной оценки качества работы химических реакто-
ров удобно использовать величину отношения р исследуемого
реактора к рэт реактора, принятого за эталон (например, реак-
тора периодического действия, реактора идеального вытеснения
или реактора идеального перемешивания)

Т = 1Жт- (77)

ПРИМЕРЫ РАСЧЕТОВ

1. Определение среднего времени пребывания вещества в реакторе т.

В результате проведения лабораторного эксперимента с индикатором уста-
навливают изменение его концентрации на выходе из аппарата за время пребыва-
ния в реакторе (табл. 45).

ДАННЫЕ ДЛЯ РАСЧЕТОВ

Параметры Время
0 10 23 30 40 5Э
С, г/л 0 0 1 4 11 10
tc 0 0 20 120 440 550
kt 0 1 2 3 4 5
e~kl — — 0,135 0,0498 0,01832 0,0674
e~kt С 0 0 0,135 0,198 0,202 0,087
0 100 400 900 1600 2500
t"C 0 0 400 3600 176 000 25 000

ПО
Для определения среднего времени пребывания воспользуемся формулой:

J tC(<)dt

О
т =--------------

со

С С (0 dt
о

(78)

Расчет интеграла ведем по приближенной формуле прямоугольников:
10(0 4-0 4-20 4-120 + 440 4-550 +

1 + 420 + 280 + 166 + 45) ~

Т т-1 - 10(0 + 0+1+4 + 11 + 10+ ~50с-

Г +7 + 4+ 2 + 0,5)

Зная величину т, можно рассчитать объем реактора или его производитель-
ность по формуле т = V'Q.

Например, при Q = 0,01 л7с

I' = т(? — 50-0,01 =0,5 л.

2. Определение степени превращения вещества

В результате проведенных исследований было установлено, что в реакторе
протекает, например, реакция первого порядка (n = 1); константа скорости
реакции k = 0,1 с-1 (реакция необратима). Степень превращения вещества опре-
деляем по уравнению

<и (т) С (/) dt

/7 = 1- — -----------------;

[ С (т) dt
о

при п = 1 и k = 0,1 с'1 функция w (т) будет иметь вид
<о (т) = е~кх = е-9,1т.

Таблица 45

(С).С Номер примера
60 70 80 90 100 > 100
7 4 2 0,5 0 0 1
420 280 166 45 0 0 1
6 7 8 9 10 0 2
0,00248 0,00031 0,00033 0,00012 — — 2
0,017 0,004 — 0,001 0 0 2
2500 3600 4900 6400 8100 10 000 3
25 000 19 600 12 800 4050 0 0 3
Используя приближенную формулу для определения Н, получим

Н = 1

т-1

У ы (т) С, М.

10 (0 + 0 + 0,135 + 0,198 + 0,202 +
+ 0,087 + 0,017 + 0,004 + 0,001 + 0)

10 (0 -0-1- 1-4 ' 11 + ЮН
+ 7 + 4 + 2 + 0,5)

= 1 —0,016 = 0.984.

3. Определение числа реакторов в каскаде по кривой
распределения частиц

Между числом реакторов в каскаде N и дисперсией функции распределения
существует связь

N = I/O2.

(79

Рассчитываем величину дисперсии по формуле

f /2С(т)с1/

с2 = -Ц.-----------1 (80)

t2J С(т)с1/

или в приближенном виде

т-1

У tiCiM 10(400 + 3600 + 17 600 4-25000 +

2 1 +25200+ 19 600+ 12 800 + 4050)

° ~ -г-1 502-10 (1 + 4 + 11 + 10-г 7 + 1 —

т JjCjA/ 4 _|_ 2 + 0,5)

= 1,096 — 1 =0,096;

0,096

10,4.

В данном случае число реакторов N = 10,4 получилось дробным, поэтому
следует считать N с поправочным эмпирическим коэффициентом в уравнении (80).

4. Определение числа реакторов

Концентрация индикатора в каскаде ракторов за различные промежутки
времени приведена в табл. 46.

Для обработки экспериментальных данных воспользуемся уравнением (65):

In Сг/С2 = Но* + (W — 1) In Ti/T2,

где Но* = In х.

Представим экспериментальные данные в системе координат In CjC2 =
= (1п^/т2). Как видно на графике (рис. 34), экспериментальные точки ложатся
на прямой линии. Число реакторов определяется по тангенсу угла наклона
прямых. Получаем для первой линии N = 1, для второй N = 2, для третьей
N = 3. Следовательно, расчет такого каскада можно вести с помощью модели
каскада реакторов идеального перемешивания.
Таблица 46
КОНЦЕНТРАЦИЯ ИНДИКАТОРА В КАСКАДЕ РЕАКТОРОВ

ЗА РАЗЛИЧНЫЕ ПРОМЕЖУТКИ ВРЕМЕНИ (т = 50 с) (К ПРИМЕРУ № 4)

Параметры т, с
0 10 20 30 40 50 60 70
т/т In Т1/Т2 N = 1; С, г/л In Ct/Cz М=2; С, г/л In CtICt N =3; С, г/л In С,/С, 0 1,000 1,222 0 0 0,2 0,693 0,219 1,222 0,164 — 0,472 0,016 — 1,184 0,4 0,405 0,676 1,222 0,268 —0,205 0,054 — 0,612 0,6 0,288 0,549 1,222 0,329 — 0,088 0,099 — 0,375 0,8 0,223 0,449 1,222 0,360 — 0,020 0,144 — 0,246 1,0 0,176 0,368 1,222 0,368 + 0,020 0,184 — 0,165 1,2 0,154 0,301 1,222 0,361 + 0,048 0,217 — 0,109 1,4 0,134 0,247 1,222 0,345 0,067 0,242 — 0,067
э Параметры т, с
80 9Э 100 по 120 130 140 150
т/т In Т,/Т, N = 1; С, г/л In С,/С, > N =2; С, г/л In С,/С2 М = 3; С, г/л In Сг/Сг 1,6 0,118 0,202 1,222 0,323 + 0,086 0,258 — 0,037 1,8 0,105 0,165 1,221 0,298 + 0,095 0,268 — 0,011 2,0 0,094 0,135 1,223 0,224 + 0,104 0,271 + 0,010 2,2 0,088 0,111 1,122 0,274 + 0,113 0,268 + 0,030 2,4 0,080 0,091 1,122 0,218 + 0,122 0,261 + 0,040 2,6 0,074 0,074 1,122 0,193 + 0,122 0,251 + 0,049 2,8 0,069 0,061 1,122 0,170 +0,137 0,238 + 0,050 3,0 0,050 0,149 0,224

Рис. 34. К определению числа реа-
кторов (пример № 4)

5. Определение эффективности использования каскада реакторов
идеального перемешивания и числа реакторов в каскаде

Расчет оптимального числа реакторов NonT и коэффициента полезного объема
реакторов Р рассматриваем на примере процесса, протекающего в каскаде реак-
торов идеального перемешивания, константа скорости реакции k = 0,54 ч-1;
величины тг и tr равны соответственно 8,29 и 9,00 ч. Порядок расчета приводится
в табл. 47.

Исследуя диаграмму К — tr (рис. 33), получим, что при tr/t = 0,473 и К =
= 0,918; Р = 0,054-0,10 и 7УоПт = 4.

6. Определение числа реакторов в каскаде для гетерогенного процесса

Из эксперимента в периодическом режиме известно, что практически полное
превращение вещества достигается за время тр = 3 ч. Кинетическая функция
имеет вид со (т) = (1 — 0,333т)3.

Требуется определить число реакторов N в каскаде, на выходе из которого
степень превращения вещества Н = 0,998.
Таблица 47

К РАСЧЕТУ ОПТИМАЛЬНОГО ЧИСЛА РЕАКТОРОВ А'оПТ
И КОЭФФИЦИЕНТА ИХ ПОЛЕЗНОГО ОБЪЕМА ₽

Число аппара- тов в каскаде Требуемая степень пре- вращения Н т, ч хг’ 4 TR, ч k, ч-1 хг т т К = -У- ТД
1 0,673 3,00 8,290 9,00 0,540 2,174 2,368 0,918
2 0,896 7,601 8,290 9,00 0,540 1,087 1,184 0,918
3 0,965 11,407 8,290 9,00 0,540 0,726 0,789 0,918
4 0,989 18,293 8,290 9,00 0,540 0,543 0,492 0,918
5 0,996 19,027 8,290 9,00 0,540 0,435 0,473 0,918

Если объем единичного реактора 10 м3, то, задаваясь производительностью
каскада 1 м3/ч, получим

V 10 ш

т = —=—=.10 ч.

Величина постоянной (6) равна:

= 0,3.

Используя формулы (71) и (72), определим степень превращения вещества
на выходе из первого и второго реакторов в каскаде:

я з+^_А_Ае-* = ^_ + _А_

1 Ь 63 62 63 0,3 0,33

6
0,32

е-0,3 = 0,932;

Я2 =

_Ae^_24e-i..^l =

fc2 Г 63

О.З2

ь -о.з 24 -о.з

0,32 0,34

24
0,33

= 0,998.

6
“ 0,3

Из расчета видно, что требуемая степень превращения вещества Н — 0,998
достигается на выходе из второго реактора каскада. Следовательно, необходимое
число реакторов N = 2.

Глава 4

ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ

В ГИДРОМЕТАЛЛУРГИЧЕСКИХ
ПРОЦЕССАХ

различают три основных вида распространения теплового по-
тока: теплопроводность, конвекция и тепловое излучение.

В теплообменных аппаратах гидрометаллургических процессов
все эти способы передачи энергии в форме тепла протекают одно-
временно;-определяющим является конвективный теплообмен или
теплоотдача.
Тепловой поток, проходящий через стенку и жидкость (газ),
вычисляется по формуле Ньютона:

Q = a(t — tc)Fx, (81)

где F— поверхность стенки, м2; т — время, ч; t — температура
среды, °C; tc — температура поверхности стенки, °C; а — коэф-
фициент теплоотдачи, ккал/(м2-ч-°С).

При F 1 м2, т = 1 ч и t — tc = 1° С численно а = Q.

Коэффициент теплоотдачи зависит от многих факторов и на
современном уровне науки теоретически не может быть вычислен
с достаточной для практики точностью. Поэтому для определения
его величины пользуются данными эксперимента. Обобщение
этих данных производится на основе теории подобия. Применение
положений теории подобия для конвективного теплообмена позво-
лило установить ряд критериев, определяющих этот процесс.

РАСЧЕТ РЕКУПЕРАТИВНЫХ
ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ

КОНСТРУКТОРСКИЙ РАСЧЕТ

Задачей конструкторского расчета теплообменников является
определение поверхности теплообмена путем совместного решения
уравнений балансов массы, энергии, а также теплопередачи,
составленных для теплообменника при заданных температурных
условиях:

Q = Gj Дц = G, Дй; (82)

Q = kFAt, (83)

где Q — тепловой поток, ккал/ч; Gi, G2 — расходы теплоноси-
телей, кг/ч; Aii, Д12 — изменения энтальпии взаимодействующих
материальных потоков, ккал/кг; k — средний коэффициент тепло-
передачи, ккал/(м2-ч-сС); Д/—полезный температурный напор,
С, F — расчетная поверхность теплообмена, м2.

Если тепловой процесс происходит без изменения агрегатного
состояния теплоносителя, то

Дг ~ cp(t2 — t2), (84)

где t2, t2 — средние по сечению температуры теплоносителя на
входе в теплообменник и выходе из него, °C; ср — средняя
удельная теплоемкость теплоносителя в интервале температур
ккал/(кг-°С).

Если агрегатное состояние в процессе теплообмена изменяется
в результате конденсации или кипения, то

= срп (^п -* ^н) г 4“ срж (^н — t-л \ (85)

где tn, t.M — температуры поступающих или уходящих пара и
жидкости, °C; (н — температура насыщения пара, °C; срп, срж —
115
Рис. 35. Схемы направления движения теплоносителей:
а — прямоток; б — противоток; в — перекрестный ток; г — смешанный ток

средние удельные теглсемкости перегретого тара и жидкости
соответственно, ккал/(кг-°С); г — теплота фазового перехода,
ккал/кг.

Из уравнения (84) определяют расход теплоносителей: для
теплообмена без изменения агрегатного состояния теплоносите-
лей Gi и G2, кг/ч:

G = б2с2 (86)

ci (G — G) п

G2 = (87)

С2 V2 — Ч)

для теплообмена при изменении агрегатного состояния одного
или обоих теплоносителей Di, кг/ч:

= G2c2 (t2-t2) (88)

(|-СкМч

_ D2 (J ~cbZ2) + (б1с1 — D2Cb) (Z2 — *-2)

1— (i— iK)n ’ '

где ci, c2 — удельные теплоемкости теплоносителей; ккал/(кг- град);
/[, t'2, /2 — начальные и конечные температуры теплоноси-

телей, °C; i, iK — энтальпия пара и конденсата соответственно;
ск, св — удельные теплоемкости конденсата и воды,
ккал/(кг-град); т] — коэффициент, учитывающий отвод теплового
потока в окружающую среду.

Величина полезного температурного напора зависит от схемы
движения теплоносителей в теплообменнике. По направлению
движения теплоносителей по отношению друг к другу (рис. 35)
теплообменники классифицируются на прямоточные, противоточ-
ные, с перекрестным и смешанным током. При выборе направления
движения теплоносителей следует стремиться к обеспечению про-
тивоточной схемы взаимодействующих потоков (рис. 35, б), так
как при такой схеме достигается максимальная тепловая эффек-
тивность аппарата. Но если на конечную температуру нагреваемой
среды наложено ограничение, то наиболее целесообразной, по-
116
видимому, будет прямоточная схема (рис. 35, а). Смешанные
схемы движения теплоносителей (рис. 35, в, а) по полезному тем-
пературному напору занимают промежуточное положение между
противоточной и прямоточной схемами. При постоянной темпе-
ратуре одного из теплоносителей все схемы равноценны.

Среднюю разность температур (Д/, °C) для всех схем можно
определить по формуле

Д* = *1ср - *2ср, (90)

Ср, ср — средняя температура стенки и теплоносителя, °C.

Однако практическое значение эта формула имеет лишь для
теплоносителей с постоянными температурами (например, при
выпаривании). В других случаях определение Д/ затруднено,
так как /, ср и /2ср неизвестны.

При прямоточном и противоточном движении теплоносителей
температурный напор определяется как среднелогарифмическая
разность температур:

Д/

Д^б Д4«_____ (Д — — 01 —

t'i)

Л/м

tl-t2

(91)

где Д/б — температурный напор на одном конце поверхности
теплообмена (больший), °C; Д/м — температурный напор на дру-
гом конце поверхности теплообмена (меньший), °C.

Если при противотоке Gc для обоих теплоносителей одинаково,
то

Д/б = Д/м-=ДЕ

Произведение Gc называется водяным эквивалентом теплоно-
сителя. Водяной эквивалент количества вещества соответвует
такому количеству воды, при котором произведение этого коли-
чества воды на удельную теплоемкость воды будет равным произ-
ведению количества рассматриваемого вещества на его удельную
теплоемкость. Два вещества имеют равные водяные эквиваленты,
если при подведении к ним одного и того же теплового потока
их температура изменится на один градус, что оказалось очень
удобным при расчете тепловых схем.

При парожидкостном нагреве формула (91) преобразуется
к виду, часто более удобному для практических целей:

(92)

где ДТ, 6Т — нагрев и недогрев жидкости в теплообменнике, °C.

В тех случаях, когда Д/б/Д/м с 4,5, можно пользоваться при-
ближенной формулой

Д* = 4 + ДУ - о, 1 (Д/б - ди-

(93)
Получаемая при этом ошгбьа не превышает 3%. Если А/б/А/м<
С 1,8, то логарифмический температурный напор можно заменить
на арифметический:

А/ = ±(А/бф-А/м).

(94)

Для перекрестного и других более сложных типов движения
взаимодействующих материальных потоков вычисление А/ за-
труднительно. Поэтому для сложных форм движения теплоно-
сителей температурный напор определяют как для противотока
с последующим умножением полученнсго результата на попра-
вочный коэффициент еАг, т. е.

А/ А/Прот8д/.

Значения ед/ определяют по графикам 153], построенным
на основании опытных данных в зависимости от вспомогательных
величин Д и Р:

^2 —

(95)

(96)

Обычно при расчете теплопередачи заданы начальные темпе-
ратуры теплоносителей. Конечные температуры вычисляют по
методу последовательных приближений. Он состоит в том, что
предварительно задаются неизвестными температурами, а затем,
выполнив все вычисления, в поверочном расчете находят приня-
тые величины. При несовпадении принятых и вычисленных вели-
чин расчет повторяют.

В расчетах целесообразно пользоваться безразмерными пара-
метрами, имеющими определенный физический смысл [54]

Термический коэффициент теплопроцесса равен:

Ь = 4 = КА (Л1~<Г2> = WM'x2-'xi) ,qn

<7max M-'min Erl — -xl) mln (Ф1 — 6(1)'

где q — фактический переданный тепловой поток; qmi.x — макси-
мальный тепловой поток, который может быть передан лишь
в противоточном теплообменнике с бесконечно большой тепло-
обменной поверхностью, т. е.

<7тах = (trl — /х1), если < 1ГГ, или U7r (/г1 — /х1),

если U/r<VEx;

Гг, Wx — водяной эквивалент горячего и холодного теплоно-
сителя; trl, /х1, /г2, /х2 — температуры горячего и холодного тепло-
носителя на входе и выходе из теплообменника соответственно.

Возможность передачи энергии в теплопроцессе определяется
безразмерным коэффициентом:

। kF

~ IV'mm ’

(98)
где F — поверхность теплообмена; №min — водяной эквивалент
теплоносителя, имеющего меньшую величину.

При заданных рабочих параметрах /г1, /г2, /Х1 и ДО х величина kt
полностью определяет условия теплообмена.

Рассмотрим основные зависимости между kt и ф для основных
видов движения теплоносителей, встречающихся в практике
производства глинозема.

Для противотока эта зависимость выражается уравнением:

] _(* И7minimax)

_ -ф (!-№%,n,Wmax) ^mln '
1

(99)

При W'min/Wmax = О- что соответствует, например, случаю
парожидкостного нагрева

= 1 — е'* (100)

И При Wmln/^max = 1

‘«“-ГТ*- "0|>

При прямоточном движении теплоносителей термический коэф-
фициент теплопередачи определится из уравнения:

J _ е-* (1+^mln/« «пах)

1 + W' mln/W7 max

(102)

При UO^max = 1

1 _ p-2* ’0

kt - I -• (103)

Для других, более сложных
случаев движения теплоноси-
телей относительно друг друга kt
определяют из специальных
уравнений или по графикам.

Использование зависимости
kt и ф особенно эффективно при
поверочных расчетах теплообменников. В этом случае для вычис-
ления среднелогарифмической разности температур, как было
указано, необходим ряд последовательных приближений. Приме-
нение kt и ф позволяет получить прямое решение задачи. Для
широко распространенного случая парожидкостного нагрева kt
можно получить из графика (рис. 36).

Коэффициент теплопередачи, входящий в уравнение тепло-
обмена (83), либо определяют из опытных данных, либо рассчиты-
вают на основе аналитического определения коэффициентов тепло-
отдачи. Для плоской стенки коэффициент теплопередачи к,
ккал/(м2-ч-°С), вычисляют по формуле

А=_ц,_6_(104)
аг X ' а2

Для круглых труб

*-_LA + AlnA + _L- (105)

Ctj dj 2Х di СС2

Для труб, у которых отношение наружного диаметра к вну-
треннему 2, можно пользоваться формулой для плоской
стенки. При этом в качестве расчетной поверхности в уравнении
(83) выбирают поверхность стенки с той стороны, где коэффи-
циент теплоотдачи меньше. Если коэффициенты теплоотдачи с обеих
сторон одинаковы, то в качестве расчетной выбирают среднюю
величину поверхности снаружи и внутри.

В формулах (104) и (105):

cci, 0С2 — коэффициенты теплоотдачи соответственно от внутрен-
ней и наружной поверхностях стенки, ккал/(м2-ч-°С); б— тол-
щина стенки, м; Z — коэффициент теплопроводности материала
стенки, ккал/(м• ч• °C); di, d? — внутренний и наружный диаметры
трубы соответственно, м.

Точность принятого коэффициента теплопередачи во многом
определяется правильностью учета загрязнений. Так как в боль-
шинстве случаев определение термического сопротивления осадка
затруднено, его учитывают косвенно путем умножения теоретиче-
ского коэффициента теплопередачи k0 на коэффициент, учитыва-
ющий загрязнения, т. е.

/г = /г0Ч. (106)

Коэффициент ср берут из опытных данных; он учитывает не
только загрязнения поверхности, но и застойные зоны, неисполь-
зованную теплообменную поверхность и др; <р колеблется в ши-
роких пределах (0,2—0,9). В некоторых случаях загрязнения
учитывают отдельно для каждой стороны теплообменной поверх-
ности умножением каждого коэффициента теплоотдачи на свой
коэффициент загрязнения.

Поверхность теплообмена вычисляют по формуле

р__ Q

kM '

(Ю7)

Если поверхность теплообмена трубчатая, то

F = mlpln, (108)

где dp — расчетный диаметр труб; I — длина труб; п — чисдо
труб.

120
Основную часть теплообменной аппаратуры, установленной
на отечественных глиноземных заводах, составляют кожухотруб-
чатые теплообменники. Число труб в теплообменнике вычисляют
по формуле

F
П =---7Т1

ЛЯр/

где F — поверхность теплообмена, м2; dp — расчетный диаметр
трубы, м; I — длина труб, м.

Число труб одного хода вычисляют из уравнения неразрыв-
ности потока

и' =----, (110)

3600лг/^рш

где G — расход теплоносителя, кг/ч; dB — внутренний диаметр
трубок, м; р — плотность теплоносителя, кг/м3; со — скорость
теплоносителя, м/с.

Число ходов определится из уравнения

n = n'z, (111)

где z — число ходов теплоносителя.

Внутренний диаметр теплообменника (Do, м) можно опреде-
лить по приближенной зависимости [55]:

= + (1|2)

где t — шаг (расстояние между осями труб) в теплообменнике;
п — число труб в теплообменнике.

Шаг выбирают в зависимости от наружного диаметра dH тепло-
обменных труб:

/ = (1,2- l,4)dH.

Диаметр труб dn для входа и выхода теплоносителей из
теплообменника определяют из уравнения неразрывности потока

4 = 0,0188 рО-, (113)

где сог — скорость теплоносителя в патрубке.

ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ

Гидравлический расчет аппаратов [56, 58] сводится к опре-
делению потерь напора для выбора проходных сечений и мощности,
затрачиваемой на перемещение среды. Общее сопротивление тепло-
обменного аппарата складывается из потерь напора на трение
и местные сопротивления:

АР = АРтр + ДРМ. с. (114)
Сопротивление трению определяется по формуле

= (Н4)

где ДРтр — сопротивления трению, кгс/м2; X — коэффициент со-
противления трению; I — длина участка для прохода теплоно-
сителя, м; ы — скорость движения среды, м/ч; р — плотность
среды, кг/м3; g — ускорение свободного падения, м/с2.

Эквивалентный диаметр сечения канала, м, равен: AfiП, где
f — площадь поперечного сечения, м2; П — периметр сечения, м.

При турбулентном режиме движения для Re = 3-103-н1 • 105
коэффициент трения для гладких труб определяется формулой
Блазиуса [57 ]

Z = 0,3164/ReG'2S. (115)

Для значений Re = 105ч-108 пользуются формулой Ни-
ку радзе

О 221

Х = 0,0032 +-^. (116)

Сумма местных сопротивлений

АЛ..с=2^р. (117)

где ДРМ. с— сумма местных сопротивлений, кгс/м2; £ — коэф-
фициент местного сопротивления.

Коэффициенты местных сопротивлений справедливы для
средней скорости движения среды.

Расчетная формула для определения гидравлического сопро-
тивления теплообменного аппарата

др=(х4+20-£р- (118>

Значения коэффициентов местного и линейного сопротивления
приведены в специальной литературе [56].

Мощность, затрачиваемая на перемещение теплоносителя че-
рез аппарат, кВт:

/V =---GkP^-- (119)

3600-102рт]н

где G — расход жидкости по массе, кг/ч; т]н — к. п. д. насоса.

ПРИМЕРЫ РАСЧЕТОВ

Расчет кожухотрубчатого теплообменника с плавающей головкой
для регенеративного контура автоклавного выщелачивания боксита
при нагреве сырой пульпы в теплообменнике паром самоиспарения
алюминатного раствора выщелоченной пульпы

Исходные данные: расход сырой пульпы G = 150 т/ч; удельная теплоемкость
пульпы сп = 0,7 ккал/(кг-°С); температура входа сырой пульпы в теплообменник
То = 95° С; температура сырой пульпы на выходе из теплообменника ТП = 140° С:
122
температура насыщенного пчра tH = 165° С. Высота труб Л = 6 м; диаметр труб
d= 38X2,5; плотность пульпы р = 1500 кг/м3; скорость пульпы в трубках
соп = 1,1 м/с.

I. Определение коэффициента теплопередачи

где ап — коэффициент теплоотдачи от пара к пульпе, ккал (м2-ч °C); ар — коэф-
фициент теплоотдачи от стенки к пульпе, ккал/(м2-ч-°С); б — толщина стенки, м;
Л— теплопроводность стали, ккал/(м2-ч-°С).

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара [55]

Nu = l,13Ku1/4Pr1/4 (JV Ku = —Х7-

\ h J с Ы

Температура стенки подогревателя:

/Ст = 141° С.

Температурный напор

Ы = tH — tcr = 165 — 14! = 24° С.

Учитывая, что теплота фазового перехода при конденсации пара г = г (/,,) =
= 493,5 ккал/кг, удельная теплоемкость конденсата ск = 1 ккал/(кг-°С)

v 493,5 ,с

Ки = -Г2Г= 20’56;

Рг = ~^к , где % = 0,60 кг/(м-ч); Хк = 0,585 ккал/(м-ч-°С); i]K, ZK—
вязкость и теплопроводность конденсата соответственно:

Рг =

1-0,60

0,585

1,026;

9.8-9002

“11/з

15,24-10-°;

g, р— ускорение свободного падения и плотное.ь конденсата соответственно;

= 15-24 10_6 =2 54 ie_G

h 6

аР= -^-Nup = 1,13-20,561/4 (2,54-10-6)1 4 1,0261/4 2^о-в~ =

= 15 2’45<^г 1,13 (20,56-1,026-2,54-10-с)1/4 = 3748 ккал/(м2-ч-°С);

ап — арТ3. п =3748-0,69 = 2586 ккал/(м2-ч-°С);
<h. п — коэффициент загрязнения со стороны конденсирующегося пара;
Коэффициент теплоотдачи к пульпе

<ип — скорость пульпы, da — внутренний диаметр трубы; V,- — кинемати-
ческая вязкость пульпы;

Р _ УпСпРпЗбОО 1,202-10-6-0,7-1500-3600 1n р о 72 .

Л„ ~ 0,45 ~1()' Г ’ ~Ь’ ’

Где гп. рп, Лп — удельная теплоемкость, плотность и коэффициент теплопровод-
ности пульпы;

/_М°’°5-/ 1 \°105_10Ч- /Dt\(I-05 ( 33 \0.05

\ лж ) к 0,55 ) ,03, ( £>ч ) ( 0,040 ) ~ 1,41

(М,35=(^Г = 0,59.

\ t Ж / \и,к7/

Лт. /-ж — коэффициент теплопроводности боксита и алюминатного раствора;
ст, сж—удельная теплоемкость боксита и алюминатного раствора; DT, D4 —
диаметр труб и диаметр частицы боксита;

а^= 0,131 7Г7^Г600-5,22-!,03-1,4-0,59 = 4718 ккал/(м2-ч-°С);
U, Uoo

ар = аР<₽р 3 =4718-0,38 = 1793 ккал/(м2-ч-°С).

Коэффициент теплопередачи, ккал/(м2-ч-°C):

2586 + 45 + 1793

2. Воспринятый пульпой тепловой поток, ккал/ч
Q—-Gcn(Tn — То) = 150 000-0,7(140— 95) = 4,72-Ю6

3. Расход пара, кг/ч:

(tn —>к) П

где in, 1к — энтальпия пара и конденсата соответственно; т] — коэффициент отвода
теплового потока в окружающую среду

Принимаем т) = 0,9,

4,72-106

п (660,1 — 166,6) 0,9 — /

4. Расчет температурного режима

Тп •+ I

J*o I Ь«-
Полезный температурный напор для условий парожндкостного теплообмена
вычисляют по формуле (92)

Л7 = Тп — Тв = 140 —95 = 45° С;

67 = /н — Т„ = 165 — 140 - 25° С;

43,8° С.

5. Расчетная поверхность теплообмена 7, м2:

F =

Q 4,72-10"

ЬЫ 1000-43,8

Принимаем к установке три теплообменника по 38 м2 каждый

6. Определение основных конструктивных размеров

Число труб в теплообменнике

7 38 _58

" Jidpl 3,14-0,035-6

Число труб одного хода

, 4G 4-150 000

" ’ ЗбООл^рю ~ 3600-3,14 0.0332-1500 1,1 ~ 9’

Число ходов в теплообменнике

г =

29 2’

Внутренний диаметр теплообменника Do, м:

Do = t j/"0,94 4- ; принимаем t = 1,4dH,

тогда

Do = 1,4-0,038 ]/0,94 += 0,415.

Предусматривая расстояние от стенкн обечайки до крайних трубок по 75 мм
с каждой стороны (с учетом размещения плавающей головки), получим

О =415+ 150 = 565 мм.

Диаметр патрубков для входа и выхода сырой пульпы dn, м:

dn = 0,0188 1/—= о,О188 ]/ — 0,153.

Г рп£0п г 1500-1,5

Принимаем диаметр патрубков 150 мм при скорости пульпы ып = 1,5 м/с.

Диаметр патрубка для входа пара dn, м:

dn=0,01881/ —

Р Рп“п

= 0,0188

1 /- 10 627

У 3,67-45

= 0,150.

Принимаем dn = 150 мм.
Диаметр патрубка для выхода конденсата dK. м:

dK = 0,0188 ']/ — = 0,0188 |/ *°627 = 0,050.

Г ркС0к ' 1000-1,5

Принимаем dK = 50 мм.

Проверка температуры нагрева сыр'<й пульпы для исходных данных
примера 1 и результатов конструкторского расчета

Термический к. п. д. подогревателя

дТ'=/?/б7'0; ДТ4-6Т=6ТИ; 6ТО = /В-ТО;

kt = 1 — ₽-*=. 1 -e-tF/Cc,

где ДТ — нагрев пульпы в теплообменнике, °C; 6Г — недогрев пульпы, С.

1000-114

а _ । ~ 151000 0.7 — 0,603

(или по графику на рис. 36),

где Ти, ТП — температуры на входе и выходе пульпы из теплообменника, DC

ДТ =0,663(165—95) =46,4° С,

Тп =95 ф-46,4 = 141,4°С.

Отличие полученной температуры от заданной в примере объясняется не-
которым завышением площади поверхности теплообмена против расчетной.

НАКИПЕОБРАЗОВАНИЕ
И МЕРЫ БОРЬБЫ С НИМ

Инкрустирование теплообменных поверхностей при нагреве
(охлаждении) растворов, содержащих накипеобразующие компо-
ненты, понижает интенсивность теплового процесса и приводит
к повышенным капиталовложениям для достижения одного и
того же термодинамического эффекта. Поэтому уменьшение ско-
рости накипеобразования во всех теплоиспользующих процес-
сах — одна из главных задач по увеличению производитель-
ности теплообменной аппаратуры и снижению расхода пара.

Все известные работы над замедлением инкрустирования тепло-
обменных поверхностей в технологических процессах производ-
ства глинозема ведутся в следующих основных направлениях.

1) усовершенствование технологических процессов и подбор
оптимальных режимов их ведения (контактный нагрев растворов
и пульп, содержащих накипеобразующие компоненты, вынесе-
ние зоны кристаллизации за пределы теплообменной поверх-
ности, подбор режимов, направленных на повышение раствори-
мости накипеобразующего компонента и др.);

2) физические и реагентные методы обработки алюминатных
растворов:

3) разработка конструкций выпарной и теплообменной аппа-
ратуры (см. . с. 142 и 294).
Механизм образования накипи на теплообменной поверх-
ности очень сложен. В определенных условиях (пересыщение
раствора, наличие центров кристаллизации и др.) из раствора
кристаллизуются различные твердые фазы, которые прилипают
к неровности и микрошероховатостям поверхности теплообмена,
образуя тонкую кристаллическую пленку [59]. При наличии
микрошероховатостей создаются благоприятные условия для
зародышеобразования и роста кристалла.

Отсюда следует, что если чистую теплообменную поверхность
защитить смазочным слоем с малой работой адгезии, то можно
значительно ослабить межмолекулярную связь образующегося
кристалла из алюминатного раствора с теплообменной поверх-
ностью. В качестве ингибитора накипеобразования предложены
гидрофобизирующие кремнийорганические жидкие полимеры
(например, ГКЖ-Ю) [60]*.

Ослабление сил адгезии кристалл—стенка может быть достиг-
нуто путем поляризации теплообменной поверхности [61 ], при-
водящей к изменению заряда двойного электрического слоя, а,
следовательно, и физико-химических характеристик погранич-
ного слоя.

Для защиты аппаратов от зарастания эффективны метод ввода
в раствор активной затравки кристаллизующегося осадка и метод
получения такой затравки в объеме раствора на основе наложе-
ния на него электрического поля. Затравка обеспечивает перенос
зоны кристаллизации с поверхности теплообменника в объем,
что значительно снижает скорость зарастания.

Имеются сведения [62 ] о положительном влиянии воздействия
магнитного поля на инкрустирующий раствор.

ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ
И ОПТИМИЗАЦИЯ ТЕПЛОВЫХ СХЕМ

Современная аппаратурно-технологическая схема производ-
ства глинозема представляет систему с развитыми контурами
регенерации тепла при взаимосвязи тепловых и материальных
потоков как между технологическими операциями внутри про-
цесса, так и между данной системой и другими теплоиспользую-
щими системами. Контуры регенерации тепла в аппаратурном
оформлении представляют ряд последовательно (или параллельно)
включенных теплообменников.

Для синтеза технологической системы с низкими удельными
энергозатратами от внешнего источника необходимо: 1) проана-
лизировать известную или выбранную термодинамическую си-

* См. также: Казаков В. Г., Потапов Н. Г., Бобров А. Е. — «Цветные
металлы», 1978, № 6, с. 40—42.

Нерославская JI. Л. Защита аппаратуры глиноземных заводов от зарастания осад-
ками. М., «Металлургия», 1978, 1968 с. с ил.
стему технологического процесса; 2) составить математическую
модель новой структуры; 3) выполнить термоэкономическую или
термодинамическую оптимизацию выбранной аппаратурно-тех-
нологической схемы.

Термодинамический анализ системы может быть выполнен на
основе эксергетического метода [63—65]. В качестве относи-
тельной характеристики совершенства процесса принимается
эксергетический к. п. д., характеризующий степень необрати-
мости процессов.

Рассмотрим (рис. 37) стационарную закрытую термически
изолированную систему, отдающую энергию Qe при температуре
Те (наименьшая температура
в системе) в окружающую
среду (с температурой 7\), а
также потребляющую извне
энергию направленного движе-
ния Qi и в общем случае —
энергию окружающей среды Qo.
Здесь и в дальнейшем будем
предполагать, что в рассмат-
риваемых процессах не полу-

чается и не затрачивается работа, и они полностью определя-
ются преобразованием энергии, связанной с процессами тепло-
передачи, сжатия, дросселирования.

По первому закону термодинамики имеем

Рис. 37. Схема термодинамической системы

Q2=QH-Qo. (120)

Приращение энтропии системы ASC равно

АХс = 5в-5их = -^--^, (121)

1 Т. В 7 X

где Тт_ R — среднетермодинамическая температура (при выборе
в качестве точки отсчета температуры 7\); Тх — температура
холодильника (окружающая среда); SBX, SB — энтропии мате-
риальных потоков на входе и выходе из системы.

Из равенства (120) с учетом (121) находим

Qi = Тх \SC + Q2 (1 - 7\/7т. в). (122)

Из полученного выражения видно, что при Тт, в = Тх, т. е.
при обратимом энергообмене в тепловом процессе с окружаю-
щей средой потребляемая извне энергия минимальна (Qmln) и
компенсирует только потери от внутренней необратимости тепло-
вых процессов в системе, т. е.

Qmln = TxASc = H. (123)

Уравнение (123) называется законом Гюи—Стодолы.

Потери от внутренней необратимости тепловых процессов П
носят название эксергетических потерь; величина <?2-(1 —

—Тх/Тт,в) — потери эксергии от внешней необратимости.
Выведенные соотношения для общих затрат энергии в системе
(122) и минимальных затрат (123) позволяют абсолютно оценить
(через подвод энергии от внешнего источника) термодинамиче-
ское совершенство системы. Вследствие аддитивности энтропии
эти выражения могут быть использованы для анализа любого
локализированного блока термодинамической системы1.

Термодинамический анализ технологических схем диктует
необходимость в относительной оценке их термодинамического
совершенства, т. е. в определении термодинамического к. п. д.,
который может быть получен с использованием понятия эксер-
гии термодинамической системы. Эксергия термодинамической
системы [631 в данном состоянии определяется количеством энер-
гии, не характеризуемой энтропией, которое может быть получено
внешним приемником энергии от системы при ее обратимом пере-
ходе из данного состояния в состояние полного равновесия с ок-
ружающей средой. Эта термодинамическая функция характери-
зует не энергию теплового потока, а его максимально возможную
работу, которую он может совершить вне рассматриваемой си-
стемы. Следует подчеркнуть, что возможная работа теплового
потока не является материальной величиной, поэтому для нее
закон сохранения энергии несправедлив. Однако учет потерь
от необратимости процессов (эксергетических потерь) позволяет
составлять баланс этой работы и, следовательно, открывает воз-
можность определения эксергетического к. п. д.

Математическое выражение для эксергии теплового потока
в условиях изобарического процесса имеет вид

ex = (ц — TxSj) — (ix — Txsx). (124)

Выразим приращение энтропии через среднетермодинамиче-
скую температуру потока по формуле:

^-sx = ^-, (125)

тогда ех = (ix — ix) (1 — ТХП\), (126)

где ii, Si, tx, sx, ex — соответственно удельная энтальпия, энтро-
пия, эксергия потока при заданных параметрах и параметрах
окружающей среды; Тг — среднетермодинамическая температура
потока.

Для анализа блоков термодинамической системы удобно
пользоваться приращением эксергии, полученным при термиче-
ском взаимодействии материальных потоков (тел):

(Aex)m = G [(ix — t2) — Тх (s± — s2)] (127)

1 Термодинамическая система производства глинозема может быть представ-
лена системой блоков, связанных между собой материальными и тепловыми
потоками.

5 Н. И. Еремин и др.

129
или с учетом (125)

(Лех)т = G (h — i2) (1 — TjTrm),

(128)

где ii, i2, Si, Si — удельная энтальпия и энтропия подвода и
отвода энергии от материальных потоков в анализируемом
блоке системы; G — массовый расход потока; Ттт —среднетермо-
динамическая температура подвода (отвода) теплового потока
в m-ном блоке термодинамической системы.

Эксергетические потери (93) можно получить вычитанием
всех входящих в узел эксергии и выходящих из него:

m=N tn=L

п = L (Aex)m — S (Aex)m
m—1

(129)

Любой теплообменный аппарат, включенный в систему, пред-
назначен для повышения (понижения) эксергии рабочего тела.
Получаемый термодинамический эффект — это прирост эксергии
нагреваемым потоком.

Для получения желаемого эффекта необходимо затратить
часть эксергии, большую в сравнении с приобретенной на вели-
чину, вызванную необратимостью процесса.

Тогда, эксергетическнй к. п. д. теплообменного аппарата
можно выразить

и = ^-н

1т Дехо

(130)

или

’1т =

1 - Тх/тт

1-Тх/Т'т7

(131)

где Дех„, Двхо — приращение эксергии нагреваемого и охлажда-
емого потока при энергетическом взаимодействии; Тт, Т’7 — средне-
термодинамическая температура нагреваемого и охлаждаемого
потока.

В производстве глинозема при анализе термодинамической
системы приходится сталкиваться с решением задач как по оп-
ределению термодинамического совершенства отдельного блока
(например, теплопроцесс в теплообменном аппарате), так и ряда
взаимосвязанных блоков. Получение взаимосвязи эксергетиче-
ского к. п. д. системы с к. п. д. отдельных ее блоков является од-
ной из задач, решение которой позволит успешно проводить
термодинамический анализ технологического процесса.

Эксергетическнй к. п. д. системы можно определить как от-
ношение суммарного приращения эксергии всех нагреваемых
потоков к суммарному приращению эксергии всех охлаждаемых

потоков:

V Дех

’1т = V , •

' Дех

(132)
Связь между эксергетическим к. п. д. отдельного блока си-
стемы с эксергетическим к. п. д. всей системы т]т устанавлива-
ется в виде соотношений:

Л г = 1 ПтТщ’.

Л'

(133)

(134)

W - доля переданной эксергии в m-ном блоке к общей пе-
реданной эксергии в системе.

Эксергетическнй к. п. д. системы может быть подсчитан по
уравнению

1 (L &ех)т

п = ,
L (L Аех'+ £ Аех" + £ Архдр

(135)

где Лех", Дехдр — потери эксергии при отводе энергии от мате-
риальных потоков в окружающую среду и при дросселировании
потоков без изменения фазового состояния.

Для оценки влияния отдельных составляющих на эксергети-
ческий к. п. д. схемы целесообразно ввести понятие коэффициента
использования энергии материальных потоков (|и, коэффициента
отвода энергии через поверхность оборудования <pQ, коэффици-
ента потерь эксергии в результате дросселирования потоков без
изменения фазового состояния

1(£ЛеХ')т
__ т ___________.

У (£ A<?x')rn + £ Асх" ’

L(Ew)m+LAex"

______т____

£ ( V Лех')т + V де%" + V ДеГдо ’

(136)

(137)

(138)

Нетрудно видеть, что формула (135) с учетом формул (136),
(137) и (138) легко преобразуется

Л = ЛтЛпЛоПдр-

(139)

Формулу (139), а следовательно, и формулы (135), (136) и
(138) можно представить в виде явной зависимости эксергети-
ческого к. п. д. от параметров тепловых процессов, используя
выражение приращения эксергии отдельного теплового потока

5* 131
(128). Для этого путем эквивалентных преобразований предста-
вим сумму приращений эксергий ЕДех в следующем виде:

УДех=1[(2(1 -Тх/Тт)] =

= (2j°)(1-r’2j^Te)- ,140)

Вводя понятие доли теплового потока в общем приращении
тепловых потоков 6

6 = <?/LQ;

(141)

получаем

2л“=(Ес)(1-г-£-£•)• <142>

Уравнение (4.62) позволяет ввести понятие обобщенной средне-
термодинамической температуры теплового процесса Тт, выразив
его следующим образом:

_L — V _А_

fT ~ Zj tt •

(143)

Тогда выражение для суммы приращения эксергий ЕДех
в теплопроцессе

1Д₽Х=1<2(1-Тх/Тт).

(144)

Как видно из уравнения (144), ЕДех можно трактовать как
приращение эксергии некоторого эквивалентного теплового потока
в обобщенном тепловом процессе с одним нагреваемым и одним
охлаждаемым потоками; причем изменение состояния этого экви-
валентного потока определяется суммарным приращением теп-
ловых потоков 2 Q и обобщенной среднетермодинамической темпе-
ратурой Ту. Из формулы (132) с учетом (144) получим относи-
тельную характеристику необратимости теплопроцесса:

Лт =

1 -Тх/Л

(145)

где т]т — эксергетический коэффициент теплопередачи при <pQ =

В частности, в тепловом процессе менаду двумя потоками при
Ф<2 = 1, 6 - 6' = 1; Ту = Тт-, Ту = Ту\

1 — Т'х'Т'т

П/ = -----5—-

1—TJT

(146)

Из выражения (134) с учетом (141), (143) и (144) получаем

_ g' 1 — T-fjfym

(147)

Здесь и далее в расчете индекс' относится к охлаждаемым потокам.
где бот — доля суммарного приращения энергии охлаждаемых
тепловых потоков m-ного блока термодинамической системы
в суммарном приращении энергии охлаждаемых потокв всей си-
стемы; Тгт, Т'т — обобщенная среднетермодинамическая темпе-
ратура охлаждаемых потоков m-ного блока термодинамической
системы и всей системы соответственно.

Нетрудно видеть, что

(148)

Наконец, из выражения (136) с учетом (141), (144) и (148) получим

Фи = 6о

i-Гх/г;

(149)

где 6О — коэффициент использования тепловых потоков;

(150)

SQ" — тепловой поток, отведенный в окружающую среду с вы-
ходящими из схемы материальными потоками; Т’т о—обобщен-
ная среднетермодинамическая температура охлаждаемых потоков
системы с учетом отводимой энергии материальных потоков при
их взаимодействии в тепловом процессе с окружающей средой:

Т'

So , II

Т'

Т"

(151)

Тт — обобщенная среднетермодинамическая температура мате-
риальных потоков на выходе из системы при взаимодействии в теп-
лопроцессе с окружающей средой.

Формулу (139) без учета потерь эксергии при дросселировании
пара (без фазового перехода) можно представить как

Л = Л.ФсФи =

N____________1 — Тх/Гт

I(L<2')m+2<2" I-T’x/Tt.o’

(152)

Учесть потери эксергии от дросселирования потоков без фа-
зовых переходов можно слагаемым в знаменателе приведенного
ранее выражения (138):

Дехдр = £ Дсхн - (Л, - Л) (1 - Гх/Тн) -

L L L

-S(/K-/x)(1-Л/7,к) = л2(<2"'2^Д)> (153)

L L
где IK — Ix = IK — Ix = Q"' — отвод энергии при обратимом
переносе энтропии при начальной температуре Т„ и конечной Тк
на уровень окружающей среды; Дехи, Аехк — эксергия потока
до и после дросселирования соответственно.

Тогда с учетом выражений (152) и (153) знаменатель в фор-
муле (135) выразим

Тн -7,
ТНТК

(1-TAJ +

TV J

X 1-Тх 1/Л.о

(154)

где Тт_ од — обобщенная среднетермодинамическая температура
теплового процесса в системе.

Коэффициент <Рдр в формуле (138), учитывающий эксергети-
ческие потери при дросселировании, равен

1 — 7х/тт о

<Рдр = ]_гУ °
1 — 7 X/ 1 Т. ОД

Тогда имеем

,-Тх/т,

ч = £«-1

L m J

(155)

(156)

Из полученных выражений можно заключить, что при анализе
как всей термодинамической системы, так и отдельных ее эле-
ментов достаточно оперировать главным образом двумя понятиями:
удельной долей теплового потока 6 и обобщенной среднетермодина-
мической температурой Тт.

В большинстве практических случаев при термодинамическом
анализе среднетермодинамические температуры отдельных по-
токов могут быть выражены через их истинные температуры сле-
дующими приближенными формулами:

для процессов без фазовых превращений

(157)

для процессов при фазовом переходе первого рода (конденса-
ция) 158

1 Т ~ 1 SI

(158)
где 7Н, 7К — температуры потока в начале и конце теплового
процесса; Ts — температура фазового перехода.

Относительные погрешности по приближенным формулам,
полученные путем разложения в ряд Тейлора точных формул,
равны: для формулы (157)

6Т^т(?н + Й) ; (159)

для формулы (158) с учетом фазовых переходов при наличии

перегрева пара и переохлаждения конденсата

(160)

В этой формуле ci, cz — теплоемкость конденсата и перегре-
того пара; ЛТг, Л7Т — перегрев пара и переохлаждение кон-
денсата; г — удельная теплота фазового перехода.

В теплообменниках рекуперативного типа при определении
эксергетического к. п. д. определение приращения эксергии на-
греваемых и охлаждаемых потоков не представляет труда. Неко-

торое затруднение вызы-
вает определение прира-
щения эксергии в процес-
сах, осложненных массо-
обменом. Можно привести
тепловой процесс с массо-
обменом к процессу
в рекуперативном тепло-
обменнике и идеальном
смесителе (разделителе),
которые работают после-
довательно [66, 67]. Эта
условная схема (при со-
хранении материальных и
энергетических балансов)

Рис. 38. Тепловые схемы теплообменника смете»
ння:

а — структурная; б — эквивалентная

позволяет относительно просто рассчитать приращения эксергий

материальных потоков в тепловом процессе, осложненном мае-
сообменом.

Рассмотрим способы определения приращений эксергии на-
греваемых и охлаждаемых потоков в типичных теплоиспользую-
щих элементах, где тепловой процесс осложнен массообменом.

Теплообменник смешения. Пусть имеется теплообменник сме-
шения, в котором рабочее тело нагревается теплоносителем (на-
сыщенный пар) (рис. 38). На рис. 38 приняты следующие обозна-
чения: Gi, ci, Ti — соответственно расход, удельная теплоем-
кость и температура нагреваемого потока на входе в теплообмен-
ник; Gz, cz, Tz — расход, удельная энтальпия, температура охла-
ждаемого потока на входе в теплообменник; бз, сз, Тз — расход,
удельная теплоемкость, температура потока на выходе, св — уделв-
ная теплоемкость воды.

Для приведения рассматриваемого процесса теплообмена
(рис. 38, а) к процессу в рекуперативном (поверхностном) тепло-
обменнике условно разобьем выходной (нагретый) поток
(рис. 38, б) на два: один по массе, равной нагреваемому потоку,
другой — по массе, равной охлаждаемому. При этом для обоих
потоков Тз — idem. Так как при определении приращения эк-
сергии используются балансы массы и энергии потоков, практи-
чески удобно нагретый поток разделить не по массам, а по их
водяным эквивалентам.

Эксергетическнй к. п. д. такого процесса равен:

„ G1CJ (Тз Т2) 1 Тх/Тт /1 fi П

11 G2(.2-cBT3) u 7

Адиабатический самоиспаритель. Другим типичным тепло-
использующим элементом, предназначенным для концентриро-
вания и охлаждения алюминатного раствора, является адиаба-
тический самоиспаритель (рис. 39). Процесс в этом элементе от-
носится к процессу дросселирования перегретого алюминатного
раствора с внутренним энергообменом. Эти самоиспарители на-
шли широкое применение в аппаратурно-технологических схемах
автоклавного выщелачивания глиноземсодержащего сырья, ав-
токлавного обескремнивания, выпарки.

Для приведения теплопроцесса (рис. 39, а) к процессу в реку-
перативном теплообменнике разобьем (условно) выходящий поток
на два: один по массе равен нагреваемому потоку (пару), другой —
охлаждаемому (алюминатному раствору). Так как Т% > Т%,
то возможность приведения рассматриваемого теплопроцесса к про-
цессу в поверхностном теплообменнике не очевидна. Тогда пред-
ставим, что условно разбитые материальные потоки обмениваются
энергией в рекуперативном подогревателе (т/о № 1) и в рекупе-
ративном холодильнике (т/о № 2) (рис. 39, б). Однако для прак-
тических целей такая локализация процесса не нужна. Нетрудно
видеть, что, совместив т/о № 1 и т/о № 2, эквивалентную схему
(по рис. 39, б) легко привести к эквивалентной схеме по рис. 39, в.
Последняя и представляет интерес для практического анализа;
к. п. д. такого процесса

= Дехи = G3(i-cBT«) 1 _ Тх/Тт = 1-Тх/Тт , 162)

Л С2СДП-Т2И) 1-тх/т; 1-тх/т;’

где Тт, Т'г — среднетермодинамическая температура нагрева воды
при превращении ее в водяной пар и охлаждении алюминатного
раствора.

* Выпарной аппарат. Выпарной аппарат является основным
теплообменным устройством для концентрирования алюминат-
ных растворов, в производстве глинозема. В этом аппарате про-
136
текают процессы теплообмена с массообменом. В общем случае
удаление воды из раствора происходит за счет как внутреннего
энергообмена (адиабатического дросселирования перегретого алю-
минатного раствора), так и внешнего на основе изотермического
подвода и отвода энергии пара через теплообменную поверхность.

Пусть имеем изотермический процесс концентрирования алю-
минатного раствора, поступающего в выпарной аппарат при тем-
пературе кипения в нем (рис. 40).

Рис. 39. Тепловые схемы адиабатического са-
моиспарителя:

а — структурная; б — эквивалентная; в — сов-
мещенная эквивалентная

а/и — адиабатический испаритель; т/о — реку-
перативиый теплообменник; Gj, cj, 7j —соот-
ветственно расход, удельная теплоемкость и
температура перегретого алюминатного раство-

ри и -И

ра иа входе в испаритель; 62» ~ то же»

и а выходе из испарителя; G3, i, Ts—соответ-
ственно расход, удельная энтальпия и темпера-
тура пара вскипания алюминатного раствора

Рис. 40. Тепловая схема выпарного
аппарата:

в в

Gj, ср Г* — соответственно расход,
удельная теплоемкость и температура
алюминатного раствора, поступающего
в аппарат; g, — расход, удельная
энтальпия и температура пара испаре-
г г

ни я; D, »п, is — расход, удельная
энтальпия, температура фазового пере-
хода греющего пара

С целью приведения рассматриваемого теплового процесса
к процессу в рекуперативном теплообменнике входной поток раз-
делим на два: один — равный по массе образующемуся вторичному
пару, другой — равный по массе концентрированному раствору.
Тогда (рис. 40, б) процесс выпаривания может быть приведен
к процессу в рекуперативном теплообменнике. Так как поток
с (G^ — gcB) и Т* проходит через теплообменник, не претерпе-
вая никаких изменений, то имеют место два потока: один нагре-
ваемый, который превращается из воды с температурой Т? в во-
дяной пар, другой — охлаждаемый, энергия фазового перехода
которого используется для выпаривания. Теперь нетрудно оп-
ределить эксергетический к. п. д. такого процесса:

= Аехн = gQ'n-^?) 1 -Тх,Тт

- Ьехо 1-Тх/Т',’

(163)

где Тт, Т'т — среднетермодинамическая температура образования
пара испарения и конденсации греющего пара.

Задачу синтеза технологического процесса с минимальными
для этого процесса энергозатратами можно сформулировать как
достижение максимального эксергетического к. п. д. при опти-
мально определенных из технико-экономических соображений
технологических, термических и конструктивных параметрах.

Пример термодинамического расчета

Исходные данные. Система состоит из двух последовательно соединенных

теплообменников рекуперативного типа (рис. 41). Через эти теплообменники

прокачивается алюминатный раствор, который нагревается водяным паром разных
термических параметров. От места забора пара до поступления в теплообменник
пар дросселируется. Конденсат водяного пара отводится в окружающую среду.

Рис. 41. Расчетная схема к примеру

Ниже приведены исходные данные,
принятые для расчета.

Водяной пар:

Dx — расход пара в 1-й теплообмен-
ник; Z?! = 100 кг/ч;

Ро — давление пара на 1-й тепло-
обменник в месте отбора; Ро — 2,5 ат;

Pj—давление пара на входе в 1-й
теплообменник; Рг = 0,64 ат;

D2 — расход пара во 2-й теплооб-
менник; £>« = 90 кг/ч;

Р2 — давление пара при входе

Ро — давление пара на 2-й теплооб-
менник в месте отбора; Ро = 9,5 ат;
во 2-й теплообменник; Р2 = 3,4 ат.

Алюминатный раствор:

G — расход раствора в систему; G — 1000 кг/ч;

с— удельная теплоемкость раствора, с= 0,9 ккал'(кг-~С);

р — плотность раствора; р = 1240 кг/м3;

Ро — давление раствора до насоса; Ро = 1-104 кгс/м2;

Pi — давление раствора после насоса; Рг = 100-104 кгс/м2;

То — температура раствора до насоса; То = 27° С;

Тг — температура раствора после 1-го теплообменника; = 77° С;

Т2 — температура раствора после 2-го теплообменника; Т2 = 127° С;

/к 1 —температура конденсата после 1-го теплообменника; /к1) = 87° С;

/к2) — температура конденсата после 2-го теплообменника; /к21 = 137° С;

Тх — температура холодильника (окружающая среда); Тх = 300 К;

1]н — к. п. д. насоса; т]н = 0,6.

Требуется: 1) определить эксергетический к. п. д. систе лы, 2) расчленить
эксергетический к. п. д., учитывающий необратимость тепловых процессов, на
составляющие; 3) проанализировать отдельные составляющие этого к. п. д;
4) вычислить эксергетические потери.
Энергия направленного движения (электроэнергия), подведенная к тепло-
обменнику № 1:

_ APpG
ЛнР

1-100-104-1000
427-0,6-1240

3,14-Ю3 ккал/ч;

где А—тепловой эквивалент работы; А = 1/427 ккал/(кгс-м).
Нагрев алюминатного раствора от сжатия в насосе:

<+ = Gcf>T; &Т = Q3/Gc = 3,14-103/1000-0,9 =3,5°С.

Среднетермодинамическая температура нагрева раствора:

Тэ = ЬТ/[(Т0 + 67 + 273)/(70 + 273)] = 3,5/[1п (1 + 3,5/300)] ^«300К.

Тепловой поток, подведенный к т/о № 1:

Qi =Di (‘1— cbZk’) = 100 (648,8-1-87) = 56180 ккал/ч,

где й == ij (Рр) —энтальпия пара, определяемая по данным работы [68]
Среднетермодинамическая температура конденсации пара

Т1О =/к’ +273 = 360 К.

Переданный тепловой поток алюминатному раствору в т/о № 1

Qt =Gc (7Х—67 — 70) = 1000-0,9 (77 — 30,5) =41850 ккал/ч.

Среднетермодинамическая температура нагрева раствора

+ + 273 = 327 К.

Тепловой поток, подведенный к т4> № 2

Q2 = D2 («2 —cbZk’) = 90 (662,7 — 137) = 47 313 ккал./ч.

где г, = г2 (Рр).

Среднетермодинамическая температура конденсации пара
72о=^2) +273 =410 К.

Переданный тепловой поток алюминатному раствору в т/о № 2
02 = Gc (Т2 — Л) = 1000-0,9 (127 — 77) = 45 000 ккал/ч.

Среднетермодинамическая температура нагрева раствора

7 2Н‘

7j + 72 127 + 77

2 2

Ь 273 = 375 К.

Эксергетический коэффициент теплопередачи в тепловом процессе передачи
энергии раствору за счет сжатия в насосе:

__ (1 Q3

Q3 =°-

Так как электроэнергия — это энергия направленного движения, то прини-
маем среднетермодинамическую температуру подвода 7<» = оо, тогда доля пере-
данной эксергии:

у = 6' -!. ~ Т^Тсо _________£1___- б' =________Оэ_______-

3 э l-7x/f' l-73/f' ’ э ’

<,' _ Qi . 02

О] — -------7---7— ♦ От ’ -------у-----7— ,

O, + Q1 + Q2 Q3 + Qj+Q2
1 __ 6Э , 61 62 3.14-103

Т' тю + Т2о ~ (3,14-103 + 56,18-103 + 47,313-103)оо +

, 56.18-103

(3,14-103 + 56,18-103 + 47,313-103) 360 +
47,313-103

+ (3,14-103 -г 56,18-Ю3 + 47,313-103) 410 --

= 0,00146 + 0,00108 = 0,00254; Т' = 394 К;

+ = 6'_______‘= 0.0305-394 _

3 3 1-Т2/Т' Т'-Тк 394 - 300

Эксергетический коэффициент теплопередачи в т/о № 1

г = Т1О _ (327 - 300)360 _

11 Т1Н(Т1О— 7\) 327 (360 — 300) ’

Доля переданной эксергии

г!

1 Т\/Т1О
\~ТХ!Т'

gz (Ло-Тх) т'
1 т1о(т'-тх)

(360 - 300)394
’ 360(394 — 300)

= 0,37.

10. Эксергетический коэффициент теплопередачи в т/о № 2

_ (72н —7Д72о _ (375 - 300) 410

2 Т2п (Т2о — 7\) 375(410 — 300) ’

Доля переданной эксергии

Ts — $2

(Т2о-тк) Г

Т2о(т' -тх)

= 0,443

(410 - 300)394

410(394 — 300) ’

Эксергетический коэффициент теплового процесса в теплообменниках
г]1,2 = £ у!=0,37-0,497 + 0,50-0,745 = 0,184 + 0,372 = 0,556.
Коэффициент отвода теплового потока через поверхность оборудования:
„ = Q1 + Q2 + Q3 _ (3,14 + 41,85 + 45,00) 103 _

Ql + Qz + Qs (3,14 + 56,18 + 47,31) 103

Коэффициент отвода эксергии с материальными потоками в окружающую
среду:

„ (т' - Тх) То
(fи — “ r i ~ г \ >

Т (То —Тх)

Л Г «г (3,14+56,18 + 47,31) 103

°~£Qi + E(?i (3,14 + 56,18 + 47.31) 103 + 15,9-103 ’ ’

где

Z Qi = Q'l + Q2 = (^’ - тк) + d2cb (/<2< - тх) =

= 100-1 (87 — 27) + 90-1 (197 — 27) = 6000 + 9900 = 15 900 ккал/ч,

J_____б0 1—6О . 1 _ 6о1 , бо2 . g’ __ Q°i

to t" t” ’ r to1 tv2 ’ 01 q'q1 + q;2 ’
6"'“ТТ5й"=0’377’ 6-'2 °'®3' r-.f 871g+273 = 330 К;

7-0, .J37^ 27 + 273 _ 3S5K; - AgL + “g = 0,00289;

T" = 346 K;

-4т- = + * 1 ~чиг'87 = 0,00220 + 0,00038 = 0,00258; To = 388 K;

(394 — 300) 388 . o„ n _

4,11 “ 394(388 — 300) °-87-О-915-

13. Коэффициент, учитывающий эксергетические потери от адиабатического
дросселирования:

_ (То — Тх) Тод . 1 = 1

<₽др- у,'^д_Гх) ’ ^од
у(0)___________у(1) у^(01)_у(2)

^(0)^(1) + $2 j^(01)y(2)

ТО» = /<*> + 273; 7<,0) = /0 + 273; Т<2> = t(K2> + 273; Т<01) = /01 + 273,

где То1’, То0’, То2’, То0,1’ — среднетермодинамические температуры охлаждения
пара в обратимом процессе от состояния отборов (Ро, Ро) до состояния окружаю-
щей среды; {/кП = /к1’ (Pl); to = to (Pop, /к2’ = /к2’ (Pip, toi = toi (Ро)} — по
данным работы [64].

Точные значения среднетермодинамических температур вычисляются по
формуле

Т _ » — t'x
S —Sx ’

где i — энтальпия пара при давлении Ро, Р’о, Рг, Р2, s — энтропия при соответ-
ствующем давлении (Ро, Р'о, Plt Р2); t‘x, sx — энтальпия и энтропия конденсата
при температуре окружающей среды

$1” = °1 (* 1 ~свМ', — D2 (12 св^х),

где /х — температура конденсата при температуре окружающей среды (27° С)

г W = 127 + 273 = 400 К; га> = 87 + 273 = 350 к.

Г^о!) = 177 + 273 = 450 К; Т'2’ = 137 + 273 = 410 К;

Q/' = ЮО (648,8 — 27) = 62 180 ккал/ч; Q2' =

= 90 (662,7 — 27) = 57 213 ккал/ч;

1 1 [62180(400—350) : 400-350] 4-57 213 (450—410): 450-410

f ~ 388 122 530

= 0,00230;

т' m (388-300)435 n

Год 435 к> Фдр 388(435—300) 0,7 ’

Общий эксергетический к. п. д. системы

1] = = 0,556-0,844-0,915-0,73 =0,313.
Как видно, общий эксергетическнй к. п. Д. системы очень низок по всем его
составляющим; к. п. д. от необратимости процесса теплообмена низок из-за
большой необратимости теплового процесса, особенно в первом теплообменнике,
где передано 37% эксергии с к. п. д. 49,7%; 13% эксергии передано системе
с к. п. д. «О за счет необратимости процесса при сжатии в насосе.

Большое количество эксергии теряется при отводе теплового потока в окру-
жающую среду с материальными потоками и в окружающую среду через поверх-
ность оборудования (коэффициенты <ри, cpq) Велики потери эксергии в системе
за счет дросселирования пара при транспортировании от точки отбора до тепло-
обменников (фдр = 0,73).

Эксергетические потери в системе можно вычислить по формуле:

L д«в , п . п

Т] = А-----= 1 — ~

= (1 —9) У &ехо (1 —0,313) 122530f 1 — =28 059 ккал/ч;

\ 450 /

„ 28059

// = 7QQQ = 4 кг условного топлива в час.

КОНСТРУКЦИЯ ТЕПЛООБМЕННИКОВ

Взаимодействие материальных и тепловых потоков осуществля-
ется в теплообменной аппаратуре, различной по конструктивному
оформлению и назначению. Теплообменники применяются в про-
цессах автоклавного выщелачивания боксита для обеспечения
температуры реакции и снижения расхода пара, охлаждения алю-
минатного раствора перед декомпозицией, автоклавного обескрем-
нивания алюминатного раствора и др.

Процесс переработки глиноземсодержащих руд связан с боль-
шим потреблением пара средних и низких параметров. Поэтому
контуры регенерации тепла, применяемые для сокращения по-
требления пара от внешнего источника, являются определяющими
в тепловой схеме технологического процесса. Совершенствование
технологических процессов, как правило, связано с дальнейшим
развитием контуров регенерации тепла. Аппаратурно схемы ре-
генерации тепла оформлены в виде последовательно и параллельно
соединенных теплообменников. В зависимости от условий их ра-
боты (температуры и давления взаимодействующих материаль-
ных потоков, температурных напоров и т. д.) в практике глино-
земного производства нашли применение различные теплообмен-
ники поверхностного и смешивающего типов. Рассмотрим наиболее
распространенные конструкции теплообменников, нашедших при-
менение и имеющих перспективу использования в практике гли-
ноземного производства.

К наиболее простым по конструкции следует отнести двух-
трубные теплообменники (рис. 42) типа «труба в трубе». Эти тепло-
обменники состоят из ряда элементов, последовательно соединен-
ных между собой трубками, так называемыми «калачами». Тепло-
обменники этого типа находят применение в схемах регенерации
142
тепла выщелоченной пульпы автоклавного выщелачивания бокси-
та, в системе охлаждения высококремнистого алюминатного рас-
твора в некоторых схемах выщелачивания спеков и др.

Теплообменники выполняются как с жестким закреплением
внутренней трубы, так и в разборном варианте. Близкие скорости
сред в трубном и межтрубном пространствах, достигаемые путем
подбора диаметров внутренних и наружных труб, а также строгий
противоток в таких теплообменниках способствуют высокой
эффективности теплового процесса.

Достоинства теплообменника: пригодность для нагрева или
охлаждения теплообменных сред при высоком давлении, простота
изготовления и монтажа. К недостаткам соосного теплообменника

Рис. 42. Двухтрубный одноэлементный теплообменник

следует отнести: высокую стоимость вследствие большого расхода
металла на наружные трубы, не участвующие в теплообмене;
интенсивный отвод теплового потока через поверхность оборудо-
вания из-за развитой поверхности, контактирующей с окружа-
ющей средой; трудность чистки кольцевого пространства. Если
теплообменник разборный, то много времени занимает демонтаж
и сборка такого аппарата. В связи с этим в специальной литера-
туре [55 ] теплообменники типа «труба в трубе» рекомендуется
применять с теплообменной поверхностью до 20 м2.

Устранение громоздкости конструкций достигается в много-
элементном теплообменнике типа «труба в трубе» (рис. 43), где
внутренние трубы соединены нежестко (один из вариантов такого
соединения — узел А) [70]. Кожух теплообменника здесь служит
главным образом для укладки изоляции.

Рассматриваемая конструкция значительно более компактна
в сравнении с одноэлементными теплообменниками типа «труба
в трубе». Процесс теплообмена в ней более интенсивен. Это ста-
новится ясным при анализе влияния диаметра на коэффициент
теплоотдачи. Например, коэффициент теплоотдачи к суспензиям
[691 можно представить в виде

р 0,62т.

а = А Ке л Л = 4'd-0-38,
а

где А, А' — коэффициенты, зависящие от теплофизических кон-
стант; Re — число Рейнольдса; Z, — теплопроводность суспен-
зии; d — диаметр трубы.

ВивВ

Рис. 43. Двухтрубный многоэлементный теплообменник:

/ — камера сырой пульпы; 2 — камера выщелоченной пульпы; 3 — наружные
трубы; 4 — внутренние трубы; 5 — трубные доски; 6—9 — патрубки

Отсюда коэффициент теплоотдачи при применении трубы малого
диаметра может быть выше более чем в 2 раза по сравнению с до-
стигаемыми в одноэлементных теплообменниках типа «труба в тру-
бе». Этот эффект проявляется особенно сильно в тепловом про-
цессе при взаимодействии больших материальных потоков.

Большое распространение при аппаратурном оформлении про-
цесса автоклавного выщелачивания боксита нашли теплообмен-
ники с плавающей головкой (рис. 44). Некоторое удорожание
установки из-за применения плавающей головки компенсируется
эксплуатационной надежностью аппарата, простотой монтажа и
демонтажа, возможностью работы при высоких перепадах давле-
ний и температур. Перспективной представляется эксплуатация
144
такого типа аппаратов в условиях высоких давлений и температур
при пульпо-пульповом теплообмене. В качестве примера одного
из возможных вариантов (рис. 45) применения теплообмен-
ников такого типа можно привести конструкцию, разработанную
в ВАМИ.

Главное отличие этой конструкции от обычно применяемых
состоит в том, что в межтрубном пространстве установлены до-
полнительная обечайка и перегородки для увеличения скорости

Рис. 44. Парожндкостный теплообменник
с плавающей головкой

Рнс. 45. Жндкостно- жидкостный тепло-
обменник с плавающей головкой

пульпы. Установка дополнительной обечайки вызывается необ-
ходимостью выравнивания теплообмена в межтрубном и трубном
пространствах. Малая скорость приводит к низкой интенсивности
теплового процесса со стороны среды с меньшей скоростью, что
и определяет теплопередачу в целом для такого процесса.

Теплообменники с плавающей головкой на этой основе могут
иметь и другие конструктивные особенности, направленные глав-
ным образом на увеличение эксплуатационной надежности таких
аппаратов.

При небольших температурных напорах применяют кожухо-
трубные теплообменники без плавающей головки. В этих тепло-
обменниках нет свободного доступа в межтрубное пространство,
но они в 1,5 раза дешевле теплообменников с плавающей голов-
кой, работающих в аналогичных условиях. Теплообменники
таких конструкций эксплуатируются в выпарных батареях для
нагрева алюминатного раствора и могут быть как в вертикальном,
так и горизонтальном исполнении.

Охлаждение алюминатных растворов после сгущения красного
шлама ведут в пластинчатых теплообменниках (рис. 46), в которых
нагреваемой средой является маточный раствор после декомпо-
зиции алюминатного раствора. Теплообменник состоит из ряда
параллельных пластин, образующих две системы каналов: по
одной системе движется нагреваемая жидкость, по другой — гре-
ющая. К пластинам прикрепляют резиновые прокладки для гер-
метизации конструкции. Пластины штампуют из тонколистовой
стали толщиной 0,7 мм. Конструкция пластинчатого теплообмен-

Рис. 46. Пластинчатый теплообменник

Рис. 47. Спиральный теплообменник

ника очень компактна, ее легко установить на производственной
площади. Например, теплообменник поверхностью теплообмена
300 м2 занимает 1 м3 производственной площади. Такой теплооб-
менник полностью разборный, поэтому имеется доступ ко всей
поверхности нагрева для механической чистки и осмотра.

Движение теплоносителей может осуществляться по прямо-
точной, противоточной или по смешанной схеме. Чистку тепло-
обменников для охлаждения алюминатных растворов в про-
цессе Байера производят путем циркуляции крепкой каусти-
ческой щелочи, серной или соляной кислоты. На многих зару-
бежных заводах используют возможность перемены сторон
и направления потоков в теплообменнике для поддержания тепло-
обменной поверхности в чистом виде. Серьезным недостатком
теплообменника являются ограниченные параметры его приме-
нения (до 150° С и 10 ат), обусловленные свойствами резиновой
прокладки.

Глубокие исследования по разработке интенсивных пластин-
чатых теплообменников [71 I и методов их расчета проведены в Ле-
нинградском технологическом институте целлюлозно-бумажной
промышленности (ЛТИ ЦБП) совместно с Невским машиностро-
ительным заводом им. В. И. Ленина.

К одной из оригинальных и компактных следует отнести кон-
струкцию спирального теплообменника (рис. 47). Теплообменная
146
поверхность его образуется двумя свернутыми в виде спиралей
металлическими листами, приваренными к разделительной пере-
городке. Между краями листов и торцовыми плитами проклады-
вают уплотнение, что сделать очень трудно. Спиральные тепло-
обменники нашли применение для нагрева сырой пульпы перед
выщелачиванием боксита. Возможно их применение для предвари-
тельного нагрева до 100" С в схемах обескремнивания. Такие теп-
лообменники устанавливают горизонтально во избежание осаж-
дения шлама. Схема потока в спиральном теплообменнике может
быть противоточной (для теплообмена между двумя жидкостями
или пульпами), перекрестной (жидкость нагревается паром)
и комбинированной.

Одним из достоинств спирального теплообменника является
его самоочищаемость за счет протекания с большой скоростью
абразивной пульпы подлинному каналу. По зарубежным данным,
ни один тип аппарата не работал столько времени, не требуя
очистки, сколько спиральный теплообменник. Протекание среды
только по одному каналу делает его удобным и для химической
чистки. Но одно из главных преимуществ аппарата — его ком-
пактность. Например, аппарат с поверхностью теплообмена
80 м2 имеет длину 1000 мм и ширину 1060 мм. Спиральные тепло-
обменники отличаются от кожухотрубных также малым гидрав-
лическим сопротивлением и высокими коэффициентами тепло-
передачи при повышенных скоростях теплообменивающихся сред.
К недостаткам спиральных теплообменников можно отнести слож-
ность изготовления и ремонта, а также ограниченное применение —
до 10—15 кгс/см2.

Особую группу аппаратов представляют теплообменники сме-
шения — высокоинтенсивные, компактные аппараты. Стоимость
их по сравнению с поверхностными подогревателями низка, а
монтаж и демонтаж не вызывает трудностей.

В практике работы глиноземных заводов применяются
струйные и полочные подогреватели для нагрева воды или рас-
твора [72]. Их целесообразно применять там, где разбавление
не отражается существенно на технологическом процессе в усло-
виях теплообмена интенсивно инкрустирующих сред. Струйные
смесительные подогреватели (рис. 48) применяют обычно для
нагрева воды, используемой для промывки шлама, а также для
подогрева раствора в выпарных батареях [73, 74]. Нагрев жидко-
сти производится эжектируемым или эжектирующим водяным
паром. Разность между температурой насыщенного эжектируе-
мого пара и температурой эжектирующей воды в аппаратах обычно
составляет 15—20" С [75]. Уменьшение недогрева раствора до-
стигается установкой промежуточных конусов. Оптимизация ра-
боты аппарата достигается путем изменения зазора между соплом
и конусом. Раствор поступает через сопло 1 с большой скоростью
в приемную камеру 2. Струя раствора подсасывает пар в камеру
смешения 3, где происходит его конденсация. Из камеры смешения
раствор поступает в диффузор 4 и затем отводится из аппарата-
Для улучшения контакта пара и раствора и уменьшения недогрева
раствора между соплом и камерой смешения устанавливают
промежуточные конусы 5. Недостатком таких аппаратов является
их быстрое зарастание.

Рис. 48. Струйный подогреватель

Рис. 49. Полочный подогреватель:
/ — корпус; 2 — смотровые стекла;
3 — патрубок для ввода жидкости;
4 — патрубок для соединения с гид-
розатвором; 5 — распределительное
устройство для жидкости; 6 — си-
стема решеток; 7 — патрубок для
подачи пара; 8 '— патрубок для
выхода горячей жидкости

Широкое распространение нашли полочные подогреватели
для подогрева воды, раствора, а также как барометрические кон-
денсаторы на выпарных батареях для конденсации пара вакуум-
ного корпуса (рис. 49). Нагреваемая жидкость вводится в аппарат
через патрубок 3, расположенный в верхней части аппарата.
Переливаясь через порог, создаваемый распределительным устрой-
ством 5, жидкость проходит через систему дырчатых листов,
148
образуя множество струек. Водяной пар поступает в нижнюю
часть аппарата через патрубок и поднимается навстречу падающим
струйкам жидкости. При этом происходит конденсация пара, и
жидкость нагревается.

Горячая жидкость отводится внизу аппарата через патрубок 8.
Патрубок 4 сообщает аппарат с гидрозатвором, а через смотровые
стекла 2 ведется наблюдение за процессом. В результате раз-
дробления жидкости на множество струек создается развитая
поверхность контакта с поднимающимся паром. Отличительная

Рис. 50. Пленочный подогреватель:

7 — сопло для ввода жидкости; 2 — пат-
рубок для отвода воздуха; 3 — распреде-
лительное устройство; 4 — коаксиальные
цилиндры; 5 — штуцер для подвода пара;

6 — патрубок для удаления нагретой жид-
кости

Т Греющий
пар

Рис. 51. Барботажный подогреватель-

особенность таких аппаратов — относительно небольшие недо-
гревы (~5° С). Недостаток аппаратов — в зарастании отверстий
полок подогревателя.

Представляет интерес подогреватель пленочного типа [73].
Он состоит из ряда коаксиально расположенных цилиндров
(рис. 50). Жидкость (вода или раствор) подается в верхнюю часть
аппарата через сопло 1 и посредством распределительного устрой-
ства 3 стекает по стенкам цилиндров 4 в виде пленки. Навстречу
падающей пленки жидкости поднимается пар, который подводится
в нижнюю часть аппарата через штуцер 5. Конденсируясь, пар
нагревает жидкость, которая выводится из аппарата через шту-
цер 6.
Процесс в этом аппарате характеризуется малым недогревом
жидкости (жидкость может быть нагрета практически до темпера-
туры насыщения пара). Инкрустирование поверхностей в нем
меньше влияет на его работу, чем на работу других рассмотренных
выше смесительных аппаратов, что достигается выбором соот-
ветствующего зазора между цилиндрами. Недостатком этого ап-
парата является повышенная металлоемкость.

Для нагрева инкрустирующих сред до высоких температур
в автоклавных процессах широко используются барботажные
подогреватели (рис. 51). Подогреватель представляет собой ци-
линдрический сосуд высотой 10 м (и даже более), к нижней части
которого подведена труба с раструбом. Раструб в верхней торцо-
вой стороне заканчивается дырчатым листом. Через эту трубу
подводится пар, который дробится на ряд струек дырчатым ли-
стом для увеличения контакта нагреваемой жидкости с паром.
Пар, конденсируясь, нагревает жидкость, поступающую в верх-
нюю часть аппарата, и отводится через выгрузную трубу из
верхней части аппарата.

Глава 5

АВТОКЛАВНОЕ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЕ

g практике глиноземного производства накоплен большой
опыт автоклавного выщелачивания бемитовых и диаспоро-
вых бокситов при температурах 200—245° С. Важным фактором,
определяющим аппаратурное оформление автоклавных установок,
является наличие в руде соединений кремния, железа, титана,
кальция, фосфора и др., которые при взаимодействии с алюминат-
ными растворами образуют малотеплопроводные соединения слож-
ного химического состава. Эти соединения оседают на теплообмен-
ных поверхностях при нагреве сырой пульпы, существенно ухуд-
шая процесс теплопередачи. В некоторых случаях накипь обра-
зуется настолько интенсивно, что нагрев сырой пульпы через
поверхность становится практически невозможен [76]. По этой
причине на большинстве действующих глиноземных заводов тем-
пература нагрева сырой пульпы через поверхность в схемах авто-
клавного выщелачивания боксита ограничена до 150° С.

Исследованиями ВАМИ [77 ] установлено, что при понижен-
ных температурах нагрева сырой пульпы химический состав на-
кипи соответствует гидроалюмосиликату натрия; повышение тем-
пературы приводит к преобладанию в накипи соединений титана,
кальция и железа. Эта накипь очень плотная и имеет исключи-
тельно высокую адгезию к металлу, что вызывает определенные
технические трудности при ее удалении.
С ростом температуры нагрева сырой пульпы значительно
интенсифицируются процессы инкрустирования теплообменных
поверхностей. Так, при нагреве сырой пульпы на основе диаспо-
рового боксита СУБР до 140—145° С толщина накипи за 20 сут
составила 90 мкм, а при 165—170° С за то же время 1000 мкм
[78]. Для снижения интенсивности накипеобразования можно
осуществить промежуточную выдержку пульпы в специальных
емкостях при температуре наиболее интенсивного накипеобра-
зования. При переработке диаспоровых бокситов рекомендуется
выдержка при 100, 150, 180 и 240е С.Наибольший эффект наблю-
дается при скорости пульпы в теплообменнике 2—2,5 м/с и пред-
варительной выдержке пересыщенного раствора 15—20 мин.

АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ

АВТОКЛАВНОГО ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ БОКСИТОВ

ОТЕЧЕСТВЕННЫЙ ВАРИАНТ

Процесс выщелачивания боксита осуществляется в непрерыв-
ной автоматизированной автоклавной установке (рис. 52). Сырая
пульпа тонкоизмельченного боксита при ж : т = 4 -н5 (по массе)

Рис. 52. Схема автоклавной установки (отечественный вариант):

1 — мешалка сырой пульпы; 2 — поршневой насос; 3 — паропульповые двух-
ходовые кожухотрубчатые подогреватели с плавающей головкой; 4 — греющие
автоклавы; 5 — реакционные автоклавы; 6 — самоиспаритель пульпы первой
ступени; 7 — самоиспаритель пульпы второй ступени; 8 — полочный подогре-
ватель; 9 — самоиспаритель конденсата; 10 — бак горячей воды; 11 — агитатор
пульпы

поступает в мешалку сырой пульпы 1, где при 90—100° С в те-
чение 4—6 ч производится ее выдержка для снятия пересыщения
раствора гидроалюмосиликатом натрия (предварительное обескрем-
нивание боксита). Пульпа в количестве 100 м3/ч поршневым насо-
сом 2 нагнетается в три последовательно соединенные кожухо-
трубные двухходовые паропульповые подогреватели 3 с плаваю-
щей головкой общей теплообменной поверхностью 114 м2. Нагре-
тая в них до 140—150° С пульпа поступает в два греющих авто-
клава 4, представляющих теплообменники смешения барботаж-
ного типа. После нагрева пульпы до реакционной температуры
(230—240° С) острым паром ТЭЦ производится выдержка ее в те-
чение —2,0 ч путем перетекания пульпы через восемь последо-
вательно соединенных реакционных автоклавов 5. По конструк-
ции эти автоклавы не отличаются от греющих автоклавов, за иск-
лючением трубы для подвода греющего пара с распределительной
решеткой, которая в реакционных автоклавах отсутствует. Алю-
минатный раствор выщелоченной пульпы подвергается двухсту-
пенчатому дросселированию в двух объемных самоиспарителях 6
и 7. Пар первой ступени самоиспарения 6 давлением 6 ат направля-
ется в паропульповые подогреватели 3 на подогрев сырой пульпы,
а пар второй ступени 7 — на подогрев воды, используемой в про-
мывной системе. Нагрев воды осуществляется в полочных или
струйных подогревателях смешения.

Установку для автоклавного выщелачивания можно условно
разбить на три основных узла: а) нагнетание пульпы в автоклав-
ную батарею; б) нагрев пульпы, включающий регенеративный и
активный контуры; в) реакционная выдержка пульпы.

Узел нагнетания пульпы в автоклавную батарею является
одним из ответственных в установке автоклавного выщелачивания.
Питание пульпой автоклавных батарей осуществляют поршневыми
насосами (У83 или У83М), нашедшими применение в технике
буровых работ. Принцип действия, конструкция и расчет пор-
шневых насосов изложены подробно в специальной литературе
[79], мы же рассмотрим особенности работы поршневых насосов
на пульпах глиноземного производства.

Важнейшей деталью насоса является поршень, который дол-
жен работать в условиях щелочной пульпы при 90—95° С. Под
действием температуры и щелочи резина, навулканизированная на
металлический сердечник поршня, выходит из строя вследствие
старения. На продолжительность работы поршня также оказы-
вает значительное влияние состояние гильзы цилиндра. Если она
имеет неровности или шероховатость, то быстро выходит из
строя. Продолжительность работы насоса может также зависеть
от работы клапанных гнезд и клапанов: если под клапан попадают
посторонние включения в пульпе, то они мешают нормальной по-
садке клапана в гнезда. При этом возможно образование царапин
или углублений на поверхности контакта клапана с гнездом,
а следовательно, создание условий для местных проскоков пульпы
на большой скорости, что приводит к быстрому разъеданию кла-
пана и седла. Поэтому предусматривается тщательная фильтрация
пульпы перед подачей ее в насос через сетку с отверстиями диа-
метром 1,5—2 мм.

Пульпу нагревают в двух контурах: регенеративном и активном.
Регенеративный контур включает в. себя кожухотрубные тепло-
152.
обменники и самоиспарители выщелоченной пульпы, активный —
греющие автоклавы. Принцип действия, конструкция теплообмен-
ников и самоиспарителей приведены в главе 4. В данной главе
рассмотрим особенности эксплуатации этих аппаратов в условиях
автоклавного выщелачивания боксита.

В теплообменниках сырая пульпа нагревается паром самоиспа-
рения выщелоченной пульпы первой ступени. Одно из важнейших
эксплуатационных характеристик работы теплообменников явля-
ется чистота теплообменной поверхности. На отечественных
глиноземных заводах найдены различные способы решения этой
задачи. Так, на одном из них в каждой автоклавной батарее пре-
дусмотрен 100%-ный резерв теплообменников. Конденсат, полу-
ченный в результате конденсации пара самоиспарения первой
ступени, направляется в трубное пространство резервных тепло-
обменников с загрязненной теплообменной поверхностью для
их очистки. Частота переключений — один раз в 3—5 сут. Этот
способ позволяет поддерживать теплообменную поверхность эк-
сплуатационно чистой практически за все время эксплуатации.
Среднеэксплуатационный коэффициент теплопередачи в тепло-
обменниках при таком способе очистки составляет 1000—
1200 ккал/(м2-ч-сС). Наблюдаемый эффект недостаточно изучен.
Конденсат на выходе из работающих теплообменников имеет
давление — 7 ат и температуру 160—165°С. При поступлении
в резервные теплообменники давление конденсата падает до
атмосферного. В этих условиях он является перегретым по от-
ношению к новому давлению, в результате чего вскипает. Есть
все основания предполагать, что наблюдаемый эффект связан
с кавитационной эрозией. Недостатками этого способа являются
частые переключения и малый коэффициент использования тепло-
обменной аппаратуры.

Из других технических решений, нашедших применение в прак-
тике глиноземного производства, следует отметить механическую
очистку теплообменной поверхности от выпавших отложений.
Механическая чистка производится либо путем сверления трубок,
либо струей воды высокого давления (гидромониторы). При таких
способах чистки теплообменников они непрерывно работают
в течение 1—2 месяцев. Среднеэксплуатационный коэффициент
теплопередачи составляет 800—900 ккал/(м2-ч-°С). К недостаткам
механического способа очистки следует отнести большие трудовые
затраты, меньший среднеэксплуатационный коэффициент тепло-
передачи в сравнении с рассмотренным выше способом, а также
малый коэффициент использования теплообменников.

Однако ни одно из рассмотренных технических решений не
обеспечивает удовлетворительной очистки теплообменной поверх-
ности от накипи, образованной при температурах 170° С и выше.
К перспективным и эксплуатационно приемлемым способам под-
держания чистоты теплообменной поверхности следует отнести
химические способы чистки. Фирмой «Vereinigte Aluminium
153
Werke» предложен способ *, по которому для удаления накипи,
образующейся при нагреве бокситовых пульп в интервале темпе-
ратур 180—200' С, содержащих до 50% ТЮг, используют смесь
соляной и фтористоводородной кислот, содержащую 2—8% НС1
и 2—10% HF (лучше 3% НС1 и 3% HF) при температуре около
80е С. Для накипи, образующейся при температурах до 180е С,

Рис. 53. Игольчатый регулятор
давления пульпы:

/ — дроссельная шайба; 2 — нгла

предлагается очистка соляной или
серной кислотой.

Освоение химических способов
позволит существенно повысить ко-
эффициент использования теплооб-
менников, расширить возможность
применения регенеративного нагрева
в контурах с развитой теплообмен-
ной поверхностью.

Самоиспаритель пульпы, являясь
элементом контура регенерации тепла
в схеме автоклавного выщелачива-
ния, предназначен для выполнения
следующих операций: а) получения
водяного пара, что позволяет сокра-
тить общее количество удаляемой
воды в цикле Байера; б) поддержания
давления в автоклавной батарее.

Наиболее уязвимым местом в ра-
боте самоиспарителя автоклавной
батареи выщелачивания является
игольчатый регулятор давления
(рис. 53). Вследствие мгновенного
перепада давления и самоиспарения
пульпы паропульповая смесь при-

обретает огромную скорость, по-
этому пульпа быстро изнашивает дроссельную шайбу 1 из
марганцовистой стали и регулировочную иглу 2. Важной экс-
плуатационной характеристикой работы самоиспарителей явля-
ется устойчивое поддержание уровня пульпы, в результате ко-
торого обеспечиваются необходимое качество получаемого пара
и поддержание в эксплуатационно приемлемом состоянии раз-
грузочной линии первой и второй ступени самоиспарения. Не-
стабильность уровней влечет за собой выход из строя разгрузоч-
ных линий из-за интенсивной эрозии.

Активный контур аппаратурно-технологической схемы авто-
клавного выщелачивания боксита представлен двумя подогрева-
телями смешения барботажного типа, называемыми греющими
автоклавами.

1 Пат. (Франция), № 2060596, 1969.
В первом греющем автоклаве пульпа нагревается до 180, во
втором — до 230—235° С. Необходимое давление [13 ] в сети грею-
щего пара (расчетное рабочее давление автоклавов), ат:

Рс — Pt + + Р3 + Рп + ^р. (164)

где Pt — давление насыщенного водяного пара над алюминатным
раствором при давлении в автоклаве; h — высота автоклава;
р — плотность пульпы; Р3 — запас давления в батарее, гаран-
тирующий отсутствие паровой фазы; Рп — потери напора пара
на трение и местные сопротивления в трубопроводах; Рр — запас
давления, необходимый для регулирования подачи пара (включая
и потери в барботере).

При автоклавном выщелачивании боксита в принятом на оте-
чественных глиноземах заводах технологическом оформлении
гидростатическая депрессия составляет 1,5—2 ат, потери напора
в сети на линейные и местные сопротивления с учетом запаса
(ЛРс ~ Рз + Рп + Др) составляют 3—5 ат; давление пара,
используемого для нагрева сырой пульпы в действующих авто-
клавных батареях, 30 ат. В качестве реакционных автоклавов
применяются сосуды, аналогичные по конструкции греющим авто-
клавам и отличающиеся отсутствием трубы для подогрева грею-
щего пара. Пульпу загружают в автоклав через специальное за-
грузочное отверстие в крышке, выгружают — через разгрузоч-
ную трубу. Поданным некоторых исследователей, загрузка пульпы
в верхнюю часть автоклава через трубу, а выгрузка снизу авто-
клава через объем (так называемый «обращенный поток») поз-
волили бы иметь некоторые технологические преимущества, свя-
занные с сокращением времени выщелачивания. Однако, как
показали исследования ВАМИ на промышленной автоклавной
батарее, этот процесс может быть реализован с достаточной сте-
пенью надежности только при жестких требованиях к тонине по-
мола боксита. В противном случае автоклавы забиваются бокси-
том и шламом.

В верхней части автоклавов может скапливаться незначитель-
ное количество парогазовой смеси в связи с выделением неконден-
сирующихся газов. Для удаления этих газов предусмотрены спе-
циальные сдувки один раз в смену из каждого автоклава.

В последнее время наблюдается тенденция к повышению тем-
пературы выщелачивания при переработке диаспоровых бокситов
до 260—290° С. Повышение температуры выщелачивания поз-
воляет снизить концентрацию оборотного раствора, что делает
возможным организацию тепловой схемы процесса Байера с вы-
соким эксергетическим к. п. д. и сокращение количества вводи-
мой в процесс воды.

Для бокситов, перерабатываемых на отечественных глино-
земных заводах, может быть целесообразной концентрация
ПагОк в оборотном растворе 140—160 г/л при температуре выще-
155
лачивания 260—280° С (в зависимости от степени освоения тех-
нологии и аппаратуры).*

Эксплуатационно надежная теплообменная и реакционная ап-
паратура, работающая при высоких давлениях и температурах
в условиях щелочных инкрустирующих сред, является в настоя-
щее время определяющим фактором при освоении процесса высоко-
температурного выщелачивания боксита. Так как процесс выще-
лачивания при высоких температурах завершается быстро (5—
10 мин), то целесообразно автоклавы заменять трубчатыми реак-
торами. Разработка теплообменной аппаратуры в СССР раз-
вивается в двух направлениях: на основе компактных кожухо-
трубчатых теплообменников и на основе одноэлементных тепло-
обменников типа «труба в трубе». Догрев от регенеративной тем-
пературы до реакционной осуществляется в активном контуре
через теплообменную поверхность.

В качестве теплоносителя для догрева пульпы в активном
контуре применяют высокоорганический теплоноситель (ВОТ),
представляющий собой смесь дифенильного эфира и дифенилок-
сида. Такой теплоноситель хорошо зарекомендовал себя при раз-
работке высокотемпературного процесса выщелачивания в полу-
заводском масштабе.

ЗАРУБЕЖНЫЕ ВАРИАНТЫ

Европейское направление аппаратурного оформления про-
цесса автоклавного выщелачивания боксита развивалось [21 ]
на базе аппаратуры периодического выщелачивания боксита.
Для нагнетания пульпы используются поршневые, а также мем-
бранные насосы производительностью до 130 м3/ч при давлении
подачи до 35 ат.

В Венгрии, Франции и ФРГ применяются автоклавы с косвен-
ным нагревом в змеевиках. Обычные автоклавы, применяемые
в европейском технологическом процессе Байера, имеют объем
50—100 м3, теплообменную поверхность 200—400 м2 и рассчитаны
на давление 30—40 ат.

В американской технологии применяются автоклавы большей
емкости с нагревом острым паром при более низком давлении.
Выход одного автоклава из работы приводит к остановке всей
батареи. Поэтому возникает необходимость в резерве (устанавли-
вают одну резервную батарею на несколько работающих).

В условиях, когда реакционная выдержка совмещается с на-
гревом пульпы, время ее пребывания в каждом автоклаве в не-
сколько раз больше, чем это необходимо для снятия пересыщения
осадкообразующими компонентами. Кроме того, при малой ско-
рости нагреваемой пульпы коэффициент теплопередачи опреде-
ляется коэффициентом теплоотдачи со стороны пульпы и обычно
не превышает даже при интенсивном перемешивании пульпы
400—500 ккал/(м2*ч-°С). При таком низком коэффициенте тепло-
156
передачи и одной и той же толщине накипи на теплообменной по-
верхности будет соответствовать значительно меньшее изменение
коэффициента теплопередачи, чем в быстротечных кожухотрубных
теплообменниках. В автоклавах-подогревателях накипь образу-
ется на наружных поверхностях теплообмена.

Для удаления накипи разработаны достаточно надежные спо-
собы — механические (с помощью пневмоинструмента или струи
высокого давления) и термические. В основу термического спо-
соба очистки теплообменной поверхности положен принцип раз-
личного удлинения материала труб теплообменника и осевшей
на них накипи при нагреве. Очистка теплообменников произво-
дится один раз в 4—6 месяцев (в зависимости от типа перераба-

Рис. 54. Схема автоклавной установки (европейский вариант):
1—11 — автоклавы; I-IX - самоиспарители

тываемого сырья). Так, есть сведения [21 ], что при переработке
венгерских бокситов на заводе «Айка» в результате предварите-
льного обескремнивания сырой пульпы удалось проработать пол-
тора года без остановки автоклавной батареи на чистку.

Таким образом, глухой нагрев во всем интервале использу-
емых температур возможно осуществить за счет больших капи-
тальных вложений и при решении проблемы чистки теплообмен-
ной поверхности.

На рис. 54 представлена классическая схема автоклавной
установки для выщелачивания боксита (европейский вариант)
с регенерацией тепла на основе девятиступенчатого самоиспа-
рения выщелоченной пульпы. Сырая пульпа с температурой
~80° С поступает в два кожухотрубных теплообменника, где
нагревается до 95—100° С, после чего производится ее выдержка
для обескремнивания. Далее пульпа последовательно проходит
через ряд греющих автоклавов регенеративного контура 1—7
(с греющими элементами и мешалками), где нагревается до 170—
190° С паром самоиспарения соответствующих самоиспарителей.
Из автоклавов регенеративного контура пульпа поступает в ана-
логичные по конструкции греющие автоклавы активного контура
8—11, где догревается паром с ТЭЦ до 230—240° С. Далее пульпа,
пройдя через самоиспарители, отводится в мешалку выщеточен-
ной пульпы. Пар самоиспарения поступает в соответствующие гре-
ющие автоклавы. '

Разработку процесса высокотемпературного выщелачивания
интенсивно вели не только в СССР, но и за рубежом. На основе
известных работ в 60-х годах на заводе «Vaw» в Швандорфе (ФРГ)

Рис. 55. Высокотемпературные установки для выщелачивания:

а — установка ФРГ:

1 — самоиспарители; 2 — трубиый выщелачиватель;

б — установка ВНР:

I — схема установки; II — элемент трубчатого выщелачивателя;
/ — трубчатый выщелачиватель; 2 — самоиспарители

на базе одноэлементных теплообменников типа «труба в трубе»
была освоена промышленная установка высокотемпературного
автоклавного выщелачивания боксита. Имеющиеся модификации
этого варианта связаны главным образом с местом в схеме и долей
использования в регенеративном контуре пульпо-пульпового
теплообмена и ступенчатого самоиспарения. Один из таких вари-
антов приведен на рис. 55 а. Как уже указывалось в гл. 5, этот
158
тип теплообменника не рекомендуется при развитой теплообмен-
ной поверхности. Шагом вперед в развитии аппаратурного оформ-
ления (рис. 55, б) высокотемпературного выщелачивания боксита
является разработка в Венгрии оборудования на основе секци-
онных теплообменников. В этих теплообменниках достигается
высокая интенсивность теплового процесса за счет уменьшения
диаметра греющих труб и уменьшения термического сопротивле-
ния накипи, образующейся в процессе нагрева пульпы. Последнее
обеспечивается путем разделения трубного пучка на две части:
в одной нагревается оборотный раствор, в другой — бокситовая
пульпа. После нагрева оба потока смешиваются. Во время эксп-
луатации теплообменников производят переключение ходов обо-
ротного раствора и пульпы, что приводит к самоочищению теп-
лообменной поверхности, а, следовательно, к уменьшению средне-
эксплуатационной толщины накипи.

Отличием зарубежных решений от отечественных является
значительно более низкий расход пара в процессе автоклавного
выщелачивания боксита при близких термических и технологи-
ческих параметрах обработки бокситов. Это удалось достигнуть
путем 7—9-ступенчатого самоиспарения выщелоченной пульпы
и в результате нагрева сырой пульпы до 180—190° С при реак-
ционной температуре —240е С. При этом нагрев пульпы произ-
водится в мешалках-реакторах, оборудованных греющими эле-
мен тами.

АНАЛИЗ ОТЕЧЕСТВЕННОГО И ЗАРУБЕЖНОГО
ВАРИАНТОВ АППАРАТУРНОГО ОФОРМЛЕНИЯ
ПРОЦЕССА ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ БОКСИТА

Отечественное направление аппаратурного оформления про-
цесса автоклавного выщелачивания основано на разделении
реакционной и теплообменной аппаратуры. Оно имеет следующие
достоинства:

1) регенеративный контур выполнен из разборных кожухо-
трубчатых скоростных теплообменных аппаратов, где тепловой
процесс осуществляется с высокой эффективностью;

2) теплообмен в активном контуре осуществляется в простых
по конструкции теплообменниках смешения барботажного типа,
не вызывающих эксплуатационных'трудностей.

К недостаткам этого варианта следует отнести:

1) отсутствие надежных освоенных .методов замедления накипе-
образования на теплообменной поверхности и их удаления, в связи
с чем регенеративная температура нагрева сырой пульпы ограни-
чена (—150 С);

2) в греющих автоклавах происходит разбавление автоклав-
ной пульпы конденсатом греющего пара, который приводит к до-
полнительной нагрузке на выпарку; греющие автоклавы гро-
моздки, имеют большую массу и требуют дополнительного (про-
тив необходимого) повышения давления греющего пара из-за
гидростатического столба пульпы.

Отечественное направление в развитии поверхностной тепло-
обменной аппаратуры является наиболее перспективным, осо-
бенно в условиях применения повышенных температур и давле-
ний, для проведения процесса выщелачивания.

При повышении температуры выщелачивания до 260—280° С
основу аппаратурного оформления установки составляет разви-
тая теплообменная поверхность, состоящая из подогревателей
с повышенной скоростью потока.

Европейское направление аппаратурного оформления авто-
клавного выщелачивания основано на совмещении реакционной
выдержки пульпы с нагревом ее в подогревателях-автоклавах.
Оно имеет следующие достоинства:

1) возможность осуществления глухого нагрева пульпы во
всем диапазоне используемых температур и, как следствие, устра-
нение разбавления пульпы и достижение высокой регенерации
тепла выщелоченной пульпы на основе многоступенчатого само-
испарения (до девяти ступеней);

2) отложение накипи в автоклавах-подогревателях замедленное,
а чистка теплообменной поверхности освоенная.

К недостаткам европейского варианта следует отнести:

1) сложность осуществления надежного уплотнения сальни-
кового устройства для вала мешалки, особенно при высоких
температурах и давлениях;

2) низкая плотность теплового потока в автоклаве-подогрева-
теле вследствие очень малых скоростей пульпы и зарастания тепло-
обменной поверхности накипью (плотность теплового потока
в 4—5 раз ниже, а металлоемкость в 5 раз выше, чем при трубча-
тых теплообменниках);

3) усложненная конструкция автоклава-подогревателя, чем
обусловливаются более частые аварии, а, следовательно, простои
оборудования и затраты на ремонт.

ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ
АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
АВТОКЛАВНОГО ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
И ПУТИ ИХ УСОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ

На отечественных глиноземных заводах производство глино-
зема способом Байера с применением непрерывных процессов
в основном находится на современном техническом уровне [3].
Исключение составляют тепловые схемы, поэтому уменьшение
энергии, подводимой в форме тепла от внешнего источника, является
одной из важнейших задач усовершенствования технологии
производства глинозема. В технологическом процессе получения
глинозема гидрохимическим способом пар от внешнего источника
160
подводится в двух операциях: на автоклавном выщелачивании
боксита и выпарке маточного раствора.

До последнего времени анализ [80] тепловой схемы автоклав-
ного выщелачивания боксита проводили на основе составления
баланса массы и энергии взаимодействующих потоков.

Эксергетическнй анализ принятой на отечественных глино-
земных заводах тепловой схемы автоклавного выщелачивания
бокситов показывает, что подведенная эксергия в основном

Рис. 56. Диаграмма приращения эксергии материальных потоков в процессе их
термического взаимодействия в элементах схемы автоклавного выщелачивания
боксита:

ех3 - суммарное приращение эксергий, затраченных в тепловых процессах
схемы (ех3 = 100%); Т]. — эксергетическнй к. п. д. теплового процесса; у. —
отношение затраченной эксергнн в элементе (i = 1, 2, 3, 4, 5) к суммарному
приращению эксергий в тепловых процессах схемы (i = 1 -г- 6) 1] — к. п. д.
схемы (Т] = 81%); 6, — отношение приращения воспринятой эксергнн в эле-
менте к суммарному приращению эксергий в тепловых процессах схемы;
1 — регенеративный подогреватель пульпы (rji — 72,8%; у, = 20,5%; 6, —
= 15,2%); 2 — греющий автоклав (т)2 = 87,5%); у3 — 40,6%; 64 = 35,6%);

3 — самоиспаритель первой ступени (Т)3 = 87,2%; у3 = 23,5%; 6Я = 20,5%);

4 — самоиспаритель второй ступени (т)4 = 79,3%; у4 = 10,2%; б4 — 8,1%);

5 — самоиспаритель конденсата (т]в = 68,5%; ув = 2,3%; 6в = 1,6%); 6 —
отвод эксергнн в окружающую среду с тепловым потоком через поверхность
оборудования (ув — 2,6%)

—95%) затрачивается в следующих тепловых процессах (рис. 56):
а) нагрев пульпы в подогревателях регенеративного контура;
б) нагрев пульпы в греющих автоклавах; в) внутренний энерго-
обмен при адиабатическом дросселировании пульпы в самоиспа-
рителях первой и второй ступеней.

От общей затраченной эксергии 31% приходится на регенера-
тивный подогрев сырой пульпы (yi = 20,8%) и в самоиспарителе
2-й ступени (?4 = 10,2%). Эти процессы протекают с невысокими
к. п. д.: Ц1 = 72,8% и Ц4 = 79,3% соответственно. Отсюда не-
трудно сделать вывод, что повышение эксергетического к. п. д.
этих узлов схемы может существенно улучшить процесс. Практи-
чески это можно реализовать путем нагрева сырой пульпы пуль-
пой после 1-й ступени самоиспарения. Процесс может быть осу-
ществлен с очень высоким эксергетическим к. п. д. (95%).

6 Н. И. Еремнн и др.
При таком техническом решении отпадает необходимость ёо
2-й ступени самоиспарения, а, следовательно, исчезают эксер-
гические потери, связанные с дросселированием алюминатного
раствора в этом процессе. В целом при небольших капитальных
затратах такая схема по термодинамической эффективности мо-
жет конкурировать с лучшими зарубежными схемами.

Максимальную термодинамическую эффективность можно до-
стичь, если сырую пульпу нагревать выщелоченной. Этот про-
цесс, как указывалось, осуществляется при высоких эксерге-
тических к. п. д. (—90—95%). При этом отпадает необходимость
в ступенях самоиспарения. Получаемая в результате такого
процесса высокая регенеративная температура сырой пульпы
позволяет значительно снизить подведенную эксергию в греющем
автоклаве, а также повысить к. п. д. этого процесса.

Рассмотрим [811 основные соотношения для эксергетического
к. п. д. теплоиспользующих процессов в принятой на отечествен-
ных глиноземных заводах тепловой схеме автоклавного выщела-
чивания и установим условия повышения этих к. п. д.

Эксергетический к. п. д. рекуперативного подогревателя ре-
генеративного контура равен

'1р. п =

1 — 7\/Тт

(165)

где Тт, Ту —среднетермодинамическая температура нагрева
пульпы и фазового перехода при конденсации пара.

Так как [см. (157), (158)]

где Ti, Тч, — температура пульпы соответственно на входе в по-
догреватель и выходе из него; Ts — температура насыщения пара;
т1рп — 1 при т; — Тт 0.

Или с учетом приближенных выражений для Тт и через
абсолютные температуры при рассмотрении связи самоиспари-
тель-подогреватель имеем

Д7П
6/М-^-о,

(166)

где 6/" — недогрев пульпы в подогревателе; АТ? — нагрев пульпы
в подогревателе.

Условие (166) практически можно реализовать путем увели-
чения числа ступеней самоиспарения при заданном располага-
емом перепаде температур. Очевидно, влияние составляющей
можно исключить, если осуществить регенерацию тепла
выщелоченной пульпы с сырой пульпой в пульпо-пульповом
теплообменнике. Проанализировав для этого случая выражения
162
для эксергетического к. п. д., нетрудно получить для противотока
при Wc Wa

1]рп —» 1 при Ы"п 0, (167)

где т]рП — эксергетический к. п. д. пульпо-пульпового теплооб-
менника; 6^пп — недогрев в пульпо-пульповом теплообменнике;
Wc, Wa — водяной эквивалент сырой и автоклавной пульпы.

Из сравнения выражений (166) (167), принимая 6Z? = 6/"" =
= 6/, нетрудно заключить, что непосредственный противоточный
теплообмен между пульпами термодинамически более эффективен,
чем паропульповой нагрев, так как

ДТ"

2~~ •

(168)

Эксергетический к. п. д. самоиспаритетя пульпы равен

Пс =

1 — Тх/Тт

'-Т'хГЪ ’

(169)

где 7", Т" — среднетермодинамическая температура образования
вторичного пара и охлаждения пульпы.

По формулам приближенных выражений для среднетермоди-
намических температур

где Т’1, — температура пульпы на входе и выходе из само-

испарителя.

Проанализировав составляющие для эксергетического к. п. д.
самоиспарители и проведя несложные преобразования, получим

11с — 1 при 0С + —2s- — О,

(170)
»

где 0с — физико-химическая температурная депрессия; ДТС —
перепад температур пульпы в самоиспарителе.

Выражение (170) показывает, что для увеличения эксергети-
ческого к. п. д. следует стремиться к уменьшению физико-хими-
ческой температурной депрессии 0с и перепада температур АТС.
При заданной технологии выщелачивания боксита на депрессию
мы влиять не можем. Однако отметим, что использование условий
автоклавного выщелачивания боксита (например, уменьшение
концентрации каустической щелочи в сфере реакции при по-
вышении температуры выщелачивания), снижающих физико-хи-
мическую температурную депрессию, является положительным
Для т]с.

Перепад температур в единичном самоиспарителе при задан-
ном располагаемом температурном перепаде в схеме можно умень-
6* 163
шить путем увеличения числа ступеней самоиспарения. Можно
вообще избавиться от эксергетических потерь в самоиспа-
рителях, осуществив’регенерацию тепла выщелоченной пульпы
на основе пульпо-пульпового теплообмена (без самоиспарителей).
Заметим, что при этом повышается эксергетический к. п. д. про-
цесса нагрева пульпы в подогревателях регенеративного контура
(см. формулу 168).

Таким образом, система автоклавного выщелачивания бок-
сита с регенерацией тепла выщелоченной пульпы на основе пульпо-
пульпового теплообмена, термодинамически более совершенна.
Однако при регенерации тепла выщелоченной пульпы на основе
пульпо-пульпового теплообмена из процесса не выводится вода,
как это имеет место при ее самоиспарении.

При условии:

G„ = Gc = idem *, (171)

Na,O" = Na2O£ = idem, (172)

(где Gn, Gc, №2Ок, №гОк — расход воды в промывную систему
и концентрация каустической щелочи после разбавления авто-
клавной пульпы при регенерации тепла’’выщелоченной пульпы
на основе пульпо-пульпового теплообмена и на основе ее самоиспа-
рения) в схеме регенерации тепла на основе пульпо-пульпового
теплообмена образуется избыток воды против необходимого для
получения после разбавления алюминатного раствора заданной
концентрации.

Этот избыток воды [82] можно удалить в специальной выпар-
ной батарее. Поэтому задача о термодинамической эффективности
схемы регенерации тепла на автоклавном выщелачивании при-
водится к сравнению возможности получения максимального
эксергетического к. п. д. в процессах самоиспарения выщелочен-
ной пульпы или выпаривания промводы, т. е. с учетом (170):

АТ

т]с —» 1 при —0С —> 0, (173)

Т]в 1 при б/в + 0В —> 0. (174)

Сравнивая эти условия повышения к. п. д. самоиспарители и
к. п. д. выпарного аппарата, нетрудно заключить, что процесс
выпаривания промводы можно организовать с более высоким
эксергетическим к. п. д. Действительно, с точки зрения термоди-
намики, всегда можно организовать процесс так, чтобы 6/в =
= АТс/2.

Между тем 0В <" 0С, так как средняя концентрация каус-
тической мелочи и температура промводы при ее выпаривании

Означает одно и то же.
меньше средней концентрации каустической щелочи и температуры
при самоиспарении алюминатного раствора в условиях автоклав-
ного выщелачивания.

Таким образом, тепловая схема процесса Байера на основе
пульпо-пульпового теплообмена в регенеративном контуре авто-
клавного выщелачивания боксита термодинамически более со-
вершенна, чем традиционная тепловая схема на основе ступен-
чатого самоиспарения выщелоченной пульпы в регенеративном
контуре.

При определенных ограничениях технологического процесса
(вывод воды, отвод энергии через поверхность оборудования и
с материальными потоками в окружающую среду и др.) равный
или близкий расход энергии от внешнего источника достигается
при любых высокоразвитых схемах регенерации тепла. Именно
это и привело к весьма распространенной точке зрения о преиму-
ществах многократного самоиспарения в сравнении с пульпо-
пульповым теплообменом. Действительно, в случае многократного
самоиспарения выщелоченной пульпы при том же количественном
подводе энергии можно при переработке некоторых бокситов зам-
кнуть цикл без выпарки.

При регенерации тепла на основе пульпо-пульпового теплооб-
мена то же общее количество энергии будет подведено в два узла:
на выщелачивание боксита и на выпарку промводы, т. е. часть
высокопотенциального теплового потока, подводимого на вы-
щелачивание боксита, здесь заменяется низкопотенциальным теп-
ловым потоком, подводимым на выпарку промводы, что и фикси-
руется соответствующим повышением эксергетического к. п. д.
Другими словами, пульпо-пульповый теплообмен обеспечивает
лучшее использование топлива в энерготехнологическом компле-
ксе, так как при одних и тех же затратах топлива может быть
выработана дополнительная электроэнергия в турбине ТЭЦ,
либо (в случае использования на выпарку вторичного пара дру-
гих теплопотребляющих установок) сокращен расход топлива
в общей системе (с учетом работы этих установок).

Повышение капитальных затрат на установку специальной
выпарной батареи в значительной мере окупается вследствие
отсутствия самоиспарителей автоклавного выщелачивания бок-
сита и сокращения энергетических котлов из-за повышенной сте-
пени регенерации тепла выщелоченной пульпы на основе пульпо-
пульпового теплообмена.

Окончательное решение о выборе тепловой схемы процесса
может быть принято лишь после тщательного изучения технико-
экономических связей. Освоение тепловой схемы процесса Байера
на основе пульпо-пульпового теплообмена возможно лишь при
успешном решении следующих задач: 1) разработка и освоение
компактной конструкции пульпо-пульпового теплообменника
с развитой теплообменной поверхностью для работы в условиях
щелочных инкрустирующих сред при высоких давлениях;
2) замедление накипеобразования в процессе нагрева сырой пульпы
и чистка выпавшей накипи.

Анализ требований повышения эксергетических к. п. д. от-
дельных теплоиспользуюших процессов автоклавного выщелачи-
вания и выпарки приводит к выводу о необходимости снижения
физико-химической температурной депрессии, а следовательно,
концентрации оборотного раствора. Уменьшение концентрации
оборотного раствора позволяет приблизить, а на пределе —
исключить разницу между концентрациями каустической щелочи
в оборотном и алюминатном растворах. При этом открывается
перспектива снижения расхода воды в промывную систему, так
как ее количество перестает зависеть от названной разницы,
а полностью обусловливается процессом промывки красного
шлама.

В отечественном варианте процесса Байера удаляется 7-—8 т
воды на .1 т АЬОз против 2—4 т [21 ] на некоторых зарубежных
глиноземных заводах. Поэтому при достижении высокого эксер-
гетического к. п. д. схемы и снижении концентрации оборотного
раствора подвод энергии от внешнего источника будет определя-
ться успехами в решении проблемы уменьшения расхода воды
на промывку красного шлама.

Основным недостатком снижения концентрации оборотного
раствора является увеличение материального потока при неиз-
менном количестве щелочи в обороте, что можно определить из
следующих уравнений [131:

уо= 1000-^, (175)

по

• /V = 0,608 K°cta , (176)

ао — аа

где V — объем оборотного раствора на 1 т А1гОз; по — концен-
трация оборотного раствора по каустической щелочи; N — ко-
личество щелочи в обороте на 1 т АЕОз; ао, аа — каустический
модуль соответственно оборотного и алюминатного раствора.

Снижение концентрации оборотного раствора по NaaOK в сфере
выщелачивания при высоких технологических показателях (вы-
ход АБОз в раствор, конечный каустический модуль раствора,
производительность процесса и др.) достигается повышением
температуры (давления) выщелачивания. Однако повышение дав-
ления приводит к увеличению капитальных затрат на теплообмен-
ную и реакционную аппаратуру, что ограничивает снижение
концентрации оборотного раствора.

Следует отметить, что недостаток, связанный с возрастанием
материального потока при переходе на высокотемпературную
технологию, можно значительно ослабить, используя преиму-
щества этой технологии. Обработка бокситов едкой щелочью
при 280—290° С позволяет получать алюминатные растворы с
166
сс,. = 1,4 (против 1,65 в настоящее время), что, как следует
из формул (175) и (176), приводит к сокращению удельного ма-
териального потока. Кроме того, в настоящее время на выпарке
в производстве глинозема по способу Байера выводится не только
вода, но и различные примеси, накапливающиеся в процессе
(сода, сульфаты, органика). Поэтому для удаления этих примесей
(из бокситов, перерабатываемых на отечественных глинозем-
ных заводах) при достигнутом уровне нах ки и техники необходимо
оставить небольшую выпарку до высоких концентраций Na,OK

Рис. 57. Структурная тепловая схема процесса Байера на основе высокотемпературного
выщелачивания боксита:

Б — боксит; И — известь; П — пар от внешнего источника; Т — теплоноситель от
внешнего источника РКНД — регенеративный контур низкого давления; РДВД — реге-
неративный контур высокого давления; КШ — красный шлам

(~250 г/л). Одна из возможных тепловых схем процесса Байера
с ориентировочными материальными потоками, обеспечивающих
высокий эксергетическнй к. п. д. (~9О°-о) и низкие энергетиче-
ские затраты (~ 1 Гкал/т АкОз), приведена на рис. 57. Основа этой
схемы — пульпо-пульповый теплообмен в контуре регенерации
тепла на автоклавном выщелачивании боксита (рис. 58), высокая
температура выщелачивания (~260° С) с соответствующим сниже-
нием концентрации оборотного раствора до 150 г/л 1ЧагОк и упарка
промывной воды. В зависимости от типа перерабатываемого
боксита температура выщелачивания может быть повышена без
снижения эффективности схемы.

В этой схеме приняты большие тепловые потери в окружаю-
щую среду через поверхность оборудования и открытую поверх-
ность растворов, а также большой расход воды на промывку
красного шлама, что создает резервы для дальнейшего сокращения
энергозатрат. В рассматриваемой схеме не учтено разбавление
оборотного раствора за счет внешней! влаги боксита и влаги це-
гидратации.

Анализ выражений для эксерготических к. п. д. отдельных
теплоиспользующих элементов термодинамической системы авто-
клавного выщелачивания боксита позволяет не только разрабо-
тать тепловые схемы термодинамически максимально совершен-
ные, но и обоснованно усовершенствовать действующие или раз-
работать новые аппаратурно-технологические схемы.

Рис. 58. Высокотемпературная установка (отечественный вариант):
ВОТ — высокоорганический теплоноситель; Т — теплообменник для догрева
пульпы до реакционной температуры

Так, учитывая технические трудности осуществления в на-
стоящее время высокотемпературного выщелачивания боксита
(I > 260 ' С), а также глубокой регенерации тепла выщелоченной
пульпы во всем диапазоне применяемых температур, можно
рекомендовать следующую термодинамическую систему авто-
клавного выщелачивания боксита. Сырую пульпу нагревать
в пульпо-пульповом теплообменнике до ——150 С (т. е. до освоен-
ной в промышленности температуры) выщелоченной пульпой
после предварительного ее самоиспарения в одном (рис 59) или
нескольких самоиспарителях. Пар самоиспарения может быть
использован в процессах автоклавного обескремнивания, вы-
парки или в иных теплоиспользующих звеньях технологического
процесса, а также в других потребителях энергии в форме тепла.
Повышение температуры выщелачивания (до 240—245° С) для
снижения концентрации каустической щелочи оборотного раствора
(до 250 г/л №гОк) в пределах параметров теплоносителей, ис-
пользуемых на действующих глиноземных заводах, достигается
на основе сокращения перепада давлений (см. 164) между грею-
щим паром и пульпой. Этот перепад может быть уменьшен путем
освоения компактных теплообменников смешения (сокращаются
потери давления от гидростатического столба пульпы, устанавли-
ваются более жесткие нормы запаса давления для предотвраще-
168
ния вскипания пульпы на основе автоматического регулирования
ее температуры и давления пульпы в батарее).

Другим направлением (рис. 60) является увеличение числа
ступеней самоиспарения с передачей избытка энергии в форме

Рис. 59. Автоклавная установка с ограниченной внутренней регенерацией тепла
выщелоченной пульпы иа основе пульпо-пульпового теплообмена:

I — мешалка; 2 — азотный компенсатор; 3 — поршневой насос; 4 — самоиспаритель
пульпы; 5 — агитатор; 6 — подогреватель смешении; 7 — пульпо-пульповые тепло-
обменники

Рнс. 60. Автоклавная установка с ограниченной внутренней регенерацией тепла
выщелоченной пульпы на основе ее ступенчатого самоиспарения:

I—X — автоклавы; 1 — мешалка сырой пульпы; 2 — паропульповые подогреватели;

3 — самоиспарители пульпы; 4 — агитатор

тепла против необходимого для нагрева сырой пульпы до 150° С
вне схемы автоклавного выщелачивания боксита. Это техническое
решение также вытекает из требований повышения эксергетиче-
ских к. п. д. теплоиспользующих элементов автоклавного выще-
лачивания боксита. Расчеты показывают, что при таком оформле-
нии термодинамической системы достигается уровень удельного
потребления энергии в’форме тепла, близкий к уровню рассмот-
ренной выше системы (1,7—2 Гкал/т А1гО3).

Успешное решение проблем замедления рос'га и чистки от
накипи теплообменных поверхностей позволяет повысить внутрен-
нюю регенерацию энергии выщелоченной пульпы, что отвечает
более высокому эксергетическому к. п. д. системы. При этом ре-
генерация тепла может быть осуществлена либо на основе пульпо-
пульпового теплообмена, либо на основе многоступенчатого само-
испарения выщелоченной пульпы. Для этих вариантов составлена
математическая модель [83] и разработан алгоритм по опреде-
лению оптимальных параметров на основе термоэкономической
оптимизации. В рассматриваемых схемах разбавление автоклав-
ной пульпы конденсатом греющего пара отсутствует, что при
прочих равных условиях позволяет использовать оборотный рас-
твор для выщелачивания боксита меньшей концентрации по кау-
стической щелочи.

Глубокая регенерация тепла выщелоченной пульпы — ка-
чественно новая ступень совершенства термодинамической си-
стемы. Здесь общее количество подводимой энергии от внешнего
источника может измениться несущественно или даже вообще
не измениться в сравнении с рассмотренными выше схемами, од-
нако произойдет перераспределение потребления пара ТЭЦ
в схеме по качеству, т. е. снизится потребление высокопотен-
циального пара в схеме автоклавного выщелачивания боксита
и повысится потребление низкопотенциального пара на выпарке,
что отвечает более высокому эксергетическому к. п. д. системы,
а, следовательно, меньшим суммарным затратам топлива для
непрерывного функционирования технологической системы.

Схема регенерации тепла ’"выщелоченной пульпы при авто-
клавном выщелачивании боксита во многом определяет термоди-
намическое совершенство гидрохимической ветви процесса про-
изводства глинозема и его аппаратурное оформление.

Глава 6

ПРОЦЕСС СПЕКАНИЯ

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ

^пекание — это процесс обжига смеси (шихты) из тонкоизмель-
<>ченных мокрым или сухим способом сырьевых материалов —
высококремнистого алюминиевого сырья, известняка и соды с по-
лучением спека (клинкера) с заданными минералогическим со-
ставом и физическими свойствами. Применительно к каолинам,
глинам, золам и другому бесщелочному высококремнистому сырью
спекание рационально проводить только с известняком, получая
170
саморассыпающиеся алюмокальциевые спеки. Этот процесс про-
ходит полупромышленную и опытно-промышленную проверку
и отработку. Цель спекания заключается в переводе окиси алюми-
ния в хорошо растворимый алюминат натрия, а двуокиси крем-
ния — в малорастворимый двухкальциевый силикат. Спек должен
характеризоваться максимальным содержанием алюминатов и фер-
ритов натрия и ортосиликата кальция, а также прочной и пористой
структурой, обеспечивающей максимальную степень выщелачи-
вания полезных компонентов (А1гОз и ЦагО) и минимальную сте-
пень разложения ортосиликата кальция с получением шлама после
выщелачивания, легко отделяемого от алюминатного раствора и
промываемого.

Нагрев и обжиг смеси порошкообразных материалов (шихты)
можно осуществлять в различных непрерывно действующих печ-
ных аппаратах. В настоящее время в мировой практике спекания
глиноземсодержаших шихт применяются только вращающиеся
барабанные печи. Аппараты кипящего слоя и типа агломераци-
онных машин применительно к рассматриваемому процессу про-
ходят опытные испытания и пока конструктивно еще не подгото-
влены к внедрению. Более эффективны и близки к практическому
осуществлению аппаратурные схемы спекания, сочетающие под-
готовку сухой шихты, нагрев ее в аппаратах циклонного типа или
кипящего слоя и обжиг в короткой вращающейся печи.

В практике глиноземного производства шихту для спекания
подают в печь только в виде пульпы (мокрая шихта) влажностью
27—29% (нефелиновая шихта) или 35—40% (бокситовая и шламо-
вая шихты). Способ приготовления и спекания нефелиновой сухой
шихты проходит в настоящее время полупромышленную проверку.

В бокситовой шихте содержится много свободной соды, при-
водящей к окомкованию смеси при ее сушке, поэтому боксито-
сбдоизвестняковая пульпа подается в печь распылом через форсунки
под большим давлением (20—25 ат). При распылении капельки
суспензии подсушиваются в газовом потоке, образующиеся сухие
гранулы падают на слой сухого материала и далее перемещаются
при вращении печи в зону более высоких температур. Нефелино-
вую шихту, в которой обычно содержится не более 4% свободной
щелочи, подают в холодный конец печи наливом.

АППАРАТУРНАЯ СХЕМА СПЕКАНИЯ

Принципиальная аппаратурная схема печной установки для
спекания глиноземсодержащих шихт приведена на рис. 61.

При прохождении шихты через вращающуюся печь протекают
последовательно следующие физико-химические процессы:
1) сушка материала (до 200—250° С), 2) дегидратация водных
минералов (400—600 С), 3) разложение (декарбонизация) изве-
стняка (900—1000е С), 4) химические взаимодействия между окис-
лами шихты (1200—1300° С) и формирование спека.
Постепенный нагрев материала при его перемещении вдоль
вращающейся печи осуществляется идущими навстречу горячими
газами, образующимися в горячем конце печи в результате сжи-
гания топлива (природный газ, мазут, угольный порошок), кото-
рое подается в печь специальными форсунками. Воздух для сжи-
гания топлива нагнетается из холодильника (горячий воздух,
называемый вторичным) и из атмосферы (первичный воздух).
С горячего же конца в печь вдувается технологическая пыль,
уловленная в запечном тракте газоочистки и служащая для регу-
лирования температурного режима в зоне спекания.

Рис. 61. Принципиальная аппаратурная схема процесса спекания глиноземсодержащих
шихт:

1 — узел подачи шихты; 2 — вращающаяся печь; 3 — барабанный холодильник; 4 —
транспортер для спека; 5 — пылевая камера; 6 — горячая головка печи с форсунками;

7 — групповые циклоны; 8 — электрофильтр; 9 — дымосос; 10 — камерные пневмати-
ческие насосы; 11 — циклон; 12 — вентилятор горячего воздуха; 13 — вентиляторы
первичного воздуха; 14 — элеватор для крупной пылн; 15 — бункер для технологической
пыли; 16 — секционный питатель; 17 — коллектор холодной воды; 18 — сборник теплой
воды

В системе газоочистки улавливается пыль, уносимая из печи
дымовыми газами; крупные частицы пыли оседают в пылевой ка-
мере, а более мелкие — в циклонах и электрофильтрах. Пыле-
вынос из печи составляет 30—40% от массы сухой шихты. Из об-
щего количества уносимой пыли 55—65% ее образуется в цепной
зоне на участке сушки шихты, 10% — в зоне подогрева и 25—
35% — в зоне декарбонизации известняка и спекания.

Современные печи для спекания алюминиевого сырья — это
громоздкие аппараты, работающие в сложной системе печной
установки, включающей, кроме печи, холодильник, пылегазоочи-
стные сооружения, водовоздушное и топливное хозяйства. В про-
мышленности применяются печи разных размеров (длины и диа-
метра), например 150 X 3,6 м; 185 X 5 м (для нефелинов) и ПО X
X 5 м (для бокситов) и др.

Наиболее важными характеристиками работы вращающейся
печи, находящимися во взаимосвязи, являются: влажность и со-
став шихты, разность температур между горячим газом и матери-
172
алом, коэффициент избытка воздуха при сжигании топлива, да-
вление и температура воздуха и топлива, температура и запылен-
ность отходящих газов, разрежение в печи и др. Условия спекания
должны обеспечивать максимальную производительность процесса
с получением спека, необходимого для дальнейшей технологи-
ческой переработки качества. Режим обжига в печи и особенно
в зоне спекания должен обеспечивать максимально возможную
равномерность температур как во всем объеме слоя, так и отдель-
ных кусков материала. Условиями горения и теплообмена опре-
деляются распределение температур вдоль печи, длина различных
зон и оптимальные температуры в них.

По длине печь можно условно разделить на ряд температур-
ных зон, отражающих физические и физико-химические процессы,
происходящие в шихте по мере ее нагрева.

Первая — зона сушки, где происходит испарение основной
массы влаги. Л^атериал выходит из этой зоны подсушенным до
влажности 6—10% при бокситовой шихте и до 3—5% — при нефе-
линовой. Температура материала на выходе из этой зоны равна
примерно 200—250 С, а температура газов: на входе в зону 600—
700° С, на выходе 300—400 С. Во второй — зоне подогрева —
материал нагревается до 750—800° С; в третьей — зоне каль-
цинации (разложения известняка, или зоне декарбонизации)
происходит удаление СО2 из известняка; в четвертой — зоне спе-
кания — осуществляются химические реакции образования алю-
мината и феррита натрия (калия) и двухкальциевого силиката
при 1150—1200° С для бокситов и 1250—1300° С для нефелинов;
в пятой короткой зоне — зоне охлаждения материал охлаждается
до 1000—1100? С и затем поступает в холодильник.

Узел питания печей пульпой представляет собой дозатор с при-
способлением для подачи в печь определенного количества шихты.
Для питания печей пульпой методом налива (нефелиновая шихта)
применяют в большинстве случаев ковшовые дозаторы с электро-
двигателями постоянного тока или с электродвигателями перемен-
ного тока с вариаторами. Ковшовый дозатор — это закрытый бак,
внутри которого на валу призодного механизма укреплен диск
с ковшами. Пульпа подается в бак из коллектора, при вращении
диска она зачерпывается из бака ковшами и подается в располо-
женную между ковшами приемную воронку, откуда течет через
мерник по трубе в печь. Регулированием напряжения на электро-
двигателе обеспечивают требуемое вращение дозатора. С учетом
объема ковшей дозатора и скорости его вращения устанавливается
заданная производительность по пульпе.

Иногда применяют дозаторы щелевого типа. По сечению щели
бака и скорости выхода пульпы определяется задаваемая произ-
водительность.

Бокситовую и шламовую пульпу подают в печи механической
пульповой форсункой (рис. 62), представляющей собой металли-
ческую трубу 1, к одному концу которой прикреплен шланг 2
173
для подачи пульпы, а на другой конец навинчена головка 3 с рас-
пылителем 4, ниппелем 5 и диффузором 6. Вращение штока 7
осуществляется с помощью штурвала 8. Пульпа поступает в фор-
сунку под давлением 15—20 ат, проходит тангенциально в распы-
литель, где приобретает вращательное движение. Вееру пульпы
можно придавать различный угол распыла, изменяя соотношение
скоростей струи в диффузоре и на выходе из ниппеля за счет изме-
нения соотношения между диаметрами отверстий в этих деталях.
Длина распыла пульпы достигает 10—15 м в зависимости от да-
вления.

В связи с тем, что не удается всегда и полностью избежать
попадания на футеровку печи некоторой части мокрой шихты,
способной к налипанию, в этой части сушильной зоны устанавли-
вают отбойное устройство (болванку), представляющее собой связку
рельсов или уголков длиной 10—12 м. Эту сваренную связку,
свободно лежащую в сушильной зоне печи, крепят цепью к шар-
ниру специального устройства, вмонтированному в холодной
головке печи. С целью предохранения футеровки от разрушения
болванкой в сушильной части печного барабана встроены напра-
вляющие стальные кольца.

В печи устанавливают обычно 2—3 пульповых форсунки.
Изменение питания производится отключением одной из них,
заменой в них наконечников или ниппеля.

Диаметр выходного отверстия пульповой форсунки опреде-
ляется по уравнению

1,05 -10 3 |/

“ t м
где VM — расход материала (пульпы); рм — плотность матери-
ала; Рм — давление пульпы.

Вращающаяся печь представлена стальным барабаном, сварен-
ным из листовой стали толщиной 20—70 мм и футерованным
внутри огнеупорным кирпичом. На барабане имеются кольца
жесткости, а по длине барабана — несколько обечаек (рядовые
и подбандажные). Обечайки представляют собой приваренные
к корпусу печи стальные листы небольшой ширины для воспри-
ятия нагрузки. Особенно ответственны в работе подбандажные
обечайки в зоне спекания, так как на этом участке корпус печи
сильно нагревается.

Наиболее ответственной деталью вращающейся печи являются
опорные устройства (бандажи печей и опорные ролики), удержи-

Рис. 63. Опорные устройства вращающейся печи

1020

вающие тяжелую печь и обеспечивающие ее плавное вращение
(рис. 63). Бандажи, представляющие собой обточенные кольца
шириной 400—800 мм из твердого стального литья, свободно
насаживают на корпус барабана в местах опор. Нагрузка от кор-
пуса барабана 1 передается на бандажи 2 через специальные сталь-
ные башмаки 3, крепящиеся к обечайке корпуса. Для предотвра-
щения смещения бандажа вдоль оси печи с обеих его сторон к кор-
пусу крепят упорные кольца квадратного сечения 4.

Каждый бандаж опирается на два опорных ролика 5, располо-
женных на некотором расстоянии один от другого по сечению
печи (по периметру бандажа) и обеспечивающих устойчивость печи
в горизонтальном направлении. Ролики насаживают на стальные
оси, шейки которых опираются на бронзовые вкладыши подшип-
ников, расположенных на чугунных станинах. Станины закре-
пляют в железных рамах фундамента. Подшипники постоянно
смазывают жидкой смазкой и охлаждают водой. По обеим сторонам
самой нижней части одного из бандажей устанавливают упорные
ролики, предохраняющие печь от схода с роликовых опор.

Вращающаяся печь оборудована одним или двумя основными
приводами, монтируемыми на равном расстоянии от холодного
и горячего концов печи. Для больших печей имеется еще и вспомо-
гательный привод. Основной привод обеспечивает вращение печи
со скоростью 1,0—2,5 об/мин; вспомогательный дает очень мед
175
ленное вращение и используется в период розжига и мелкого ре-
монта печи. Огражденный привод печи состоит из электродвига-
теля и набора шестерен, которые погружены в масляную ванну,
вмонтированную на фундаменте.

Во избежание подсосов воздуха пространство между обрезом
холодного конца печного барабана и стенкой пылевой камеры
надежно уплотняется (чаще всего прорезиненной лентой). Про-
странство между обрезом барабана в горячем конце и горячей
головкой печи не уплотняется.

Печь футеруется по всей длине. Футеровка может отсутствовать
только в холодном конце до начала цепной завесы. Наибольший

Рис. 64. Схема навески цепей:

1 — цепные гирлянды; 2 — свободно висящие цепи и гирлянды; 3 —
цепной коврик

износ огнеупорного кирпича наблюдается в зонах спекания и
охлаждения спека вследствие высоких температур и абразивных
свойств клинкера. Обычно печь футеруют шамотным кирпичом
на участках сушки, нагрева и кальцинации (декарбонизации);
в зоне спекания и охлаждения — высокоглиноземистым или хромо-
магнезитовым огнеупором. В последние годы проводятся испыта-
ния блоков из других огнеупоров в зоне спекания.

Цепная завеса печи представляет собой сложную систему
навески цепей в зоне сушки шихты на участке длиной, равной
6—8 диаметрам печи (рис. 64). Конструкция цепной завесы (вид
цепей, плотность навески и длина цепной зоны) должна обеспечи-
вать хороший теплообмен между газами и шихтой, приемлемую
скорость перемещения шихты через завесу и исключение образо-
вания комьев, наростов и колец при подсушке материала [84].
Шихта должна выходить из цепной зоны в виде достаточно проч-
ных гранул влажностью 3—5%, что гарантирует хорошее движе-
ние материала далее в зону спекания с минимальным истира-
нием.
Цепная зона начинается с 3—5 м от обреза печи, где находится
шайба, препятствующая переливу пульпы. Цепи вешают свободно
(см. рис. 64, разрез А — Д) и гирляндами (см. рис. 64, разрез
Б — Б). К корпусу барабана печи их крепят с помощью скоб,
«пальцев» или колец. Важные характеристики цепной завесы:

Рис. 65. Мазутная форсунка Шухова

поверхностная плотность (отношение поверхности цепей к вну-
тренней поверхности участка печи), расстояние между точками
подвески по оси печи (шаг гирлянды), расстояние между сосед-
ними кольцами крепления (шаг навески), центральный и продоль-
ный угол навески и др.

Подача топлива (в основном мазута) в печь осуществляется
с помощью мазутных форсунок двух типов: воздушной (паровой)
и механической.

Мазутная форсунка Шухова
(рис. 65) представлена двумя труб-
ками, вставленными одна в другую.
По внутренней трубке 1 подается
мазут, а по наружной трубке 2 —
водяной пар или воздух, струя ко-
торого увлекает мазут и распыляет
его при выходе из форсунки. Коли-
чество подаваемого топлива и пара
(воздуха) может регулироваться
в широких пределах. Горение обра-
зовавшейся смеси распыленного ма-

зута и воздуха начинается на некотором расстоянии от конца
форсунки, зависящем от давления пара (воздуха) в трубке 2.
Хороший распыл и хорошее горение топлива достигаются обычно
при давлении не менее 10 ат.

В механической форсунке (рис. 66) струя мазута или природ-
ного газа распыляется под давлением не менее 12 ат. Под этим
давлением топливо поступает в трубку 1, оканчивающуюся на-
резкой, на которую навинчивается головка 2 с отверстием диа-
метром 1,5—5 мм (в зависимости от производительности форсунки).
Внутри трубки 1 ходит на винтовой резьбе стержень 3, заканчива-
ющийся конусом с распылителем, снабженным нарезными винто-
выми канавками, по которым топливо попадает в отверстие го-
ловки 2. Чем круче нарезаны витки распылителя, тем шире факел
горения, тем лучше распиливается топливо. Регулирование коли-
чества подаваемого топлива производится перемещением стержня
с распылителем 3. По внешней кольцевой трубке 4 подается воз-
дух для горения, нагнетаемый вентилятором из холодильника или
из атмосферы.

В качестве топлива иногда применяют измельченный уголь
или природный газ. Угольная пыль подается посредством шнеко-
вых питателей в газоход первичного воздуха и далее вместе с воз-
духом вдувается в печь. Природный газ подается в печь анало-
гично мазуту.

Узел улавливания пыли представлен обычно тремя ступенями
очистки газов: пылевая камера, циклоны и электрофильтры.
Печные газы для карбонизации алюминатных растворов очи-
щаются дополнительно в мокрых скрубберах.

В пылевой камере, примыкающей к холодному обрезу печи,
осаждается под собственным весом наиболее крупная пыль; в цик-
лонах под действием центробежных сил отделяется средняя,
а в электрофильтре — тонкая пыль. Применяются многопольные
электрофильтры. Нормальная работа электрофильтров не допу-
скает наличия в газах более 0,2% СО (из-за опасности взрыва
вследствие окисления СО).

*- Из пылевой камер ы-и циклонов технологическую пыль пери-
одически выпускают в расположенные под ними бункера, открывая
шиберы. Из электрофильтра пыль разгружается в бункер при
периодическом встряхивании рамы осадительных электродов.
Технологическая пыль возвращается пневмотранспортом в цик-
лон, установленный на горячем конце печи, откуда разгружается
в приемный бункер. Запыленный воздух из этого циклона—по-
дастся в печь, а пыль из бункера шнековыми, питателями —
в стальную трубу нагнетающего трубопровода вентилятора, через
который тоже вдувается в печь.»1 Пылевую трубу располагают не-
сколько выше топливной и несколько в сторону от слоя матери-
ала. Этим достигается подача пыли в зону факела горения топлива
Технологическая пыль, возвращаемая в печь, служит радикаль-
ным средством поддержания нормального теплового и технологи-
ческого режима работы печи. Она является аккумулятором тепло-
вой энергии в зоне горения топлива и предотвращает оплавление
спека и разрушение футеровки на этом участке.^ Грубую техно-
логическую пыль с помощью элеваторов можно'пбдавать в бункер
над холодным концом печи, откуда она по течке поступает в печь.

Очищенные печные газы отсасываются дымососом в атмосферу
через высокую трубу. Производительность дымососа подбирается
из расчета количества образующихся от горения газов (с учетом
подсоса воздуха) и сопротивления во всей системе (печь и газо-
очистка). От работы дымососа зависит разрежение в печи и нор-
мальный ход процесса. Недопустимы заниженная производитель-
ность дымососа и превышающие норму подсосы воздуха,
178
Для охлаждения алюминатных спеков применяют два типа
холодильников: 1) барабанные вращающиеся (наиболее распро-
страненные для всех спеков) и колосниковые (только для нефели-
новых спеков). В холодильниках спек охлаждается от 1000—
1100 С до 80—120° С.

Барабанные холодильники устанавливают под разгрузочным
концом печи; по конструкции основных деталей (барабана, опор-
ных устройств и привода) они аналогичны самим вращающимся
печам. Горячий конец холодильника (~20—25% от всей длины)
футерован шамотным кирпичом. Для улучшения теплообмена
внутри к корпусу барабана приваривают жаропрочные полки или
швеллеры, которые при вращении холодильника поднимают спек
в воздушный поток. Для интенсификации охлаждения спека ско-
рость вращения барабана повышена до 3—4 об/мин. С холодного
конца внутрь холодильника засасывается атмосферный воздух,
который снимает примерно 30—40% тепла спека и поступает
в печь для горения топлива. Остальное тепло снимается водой,
подаваемой на корпус холодильника. Температура нагретого
в холодильнике воздуха составляет 300—400° С. Барабанные
холодильники просты в устройстве и в работе, однако малоэффек-
тивны: теплообмен в них несовершенен, коэффициент использо-
вания тепла низкий. Кроме того, эти холодильники капитало-
емки.

Более совершенны и эффективны для охлаждения полидисперс-
ных достаточно крупных и прочных материалов, каковыми яв-
ляются цементный клинкер и нефелиновый спек, колосниковые
холодильники. В настоящее время в цементном производстве
применяют в основном такие холодильники. Их же применяют
в отечественной практике для охлаждения некоторых нефелиновых
спеков.

В колосниковых холодильниках охлаждающий воздух венти-
лятором продувается через слой спека, чем и обеспечивается
более высокий съем тепла меньшим количеством воздуха.

Колосниковый холодильник (рис. 67) представляет собой за-
крытый аппарат, основной деталью которого является колосни-
ковая решетка, расположенная по всей длине холодильника. Эта
решетка разделяет камеру холодильника по горизонтали на две
части. Нижняя часть — основание состоит из двух параллельных
металлических рам, соединенных между собой стенками и пере-
городками, которые разделяют подколосниковое пространство на
отдельные камеры. На основании монтируется колосниковая
решетка, которая состоит из подвижных и неподвижных рядов
колосников, закрепленных на продольных подколосниковых бал-
ках. Верхняя часть холодильника футеруется жароупорным
бетоном и закрывается защитным кожухом. Загрузочная шахта
холодильника, футерованная жароупорным бетоном, опирается
на колонны и на основание в конце шахты. Перед первым рядом
колосников расположено устройство острого дутья.
В нижней части холодильника над колосниковой решеткой
смонтированы скребковые (или другие) транспортеры для уборки
просыпки, а в конце холодильника — разгрузочное устройство,
смонтированное на рамах, опирающихся на колонны. К рамам
крепится бункер, под которым расположены два транспортера
для охлажденного спека.

На кронштейнах основания крепятся приводные валы, которые
соединяются с кривошипно-шатунным механизмом. Для подачи
воздуха под решетку холодильник оснащен вентиляторами острого
дутья, общего дутья, а для отбора избыточного воздуха —дымо-
сосом.

Рис. 67. Эскиз колосникового холодильника типа «Волга»:

1 — камера холодильника; 2 — предохранительный порог; 3 — неподвижные колосники
острого дутья; 4 — воздухопровод острого дутья; 5 — скребковые транспортеры; 6 —
подшипник опорного вала; 7 — подшипник приводного вала; 8 — опорный вал; 9 — кри-
вошипно-шатунный механизм; 10 — редуктор с электродвигателем; 11 — привод цепного
транспортера; 12 — сортировочная решетка; 13 — дробилка; 14 — бункер спека

Спек, нагретый до 1000—1200° С, из вращающейся печи падает
на откос из спека в шахте холодильника, скатывается с откоса
и попадает на колосники острого дутья, где происходит предвари-
тельное его охлаждение. С колосников острого дутья спек попа-
дает на колосниковую решетку, образуя слой 200—300 мм. Пере-
мещение спека по колосниковой решетке происходит вследствие
возвратно-поступательного движения подвижных колосников, име-
ющих различные углы наклона рабочих поверхностей. Воздух,
подаваемый под колосниковую решетку от вентилятора общего
дутья, проходит сквозь слой спека и охлаждает его.

С колосниковой решетки спек поступает на распределительную
решетку, сквозь которую мелкая фракция спека проваливается,
а крупная при помощи вибрационной решетки подается на молот-
ковую дробилку, которая дробит крупные куски. Часть дробленого
спека отбрасывается обратно на колосниковую решетку и на ней
180
доохлаждается. Охлажденный спек на распределительной решетки
и дробилки собирается в бункер.

Просыпь спека перемещается скребковыми транспортерами
к разгрузке и через течку и мигалки попадает на транспортеры
для спека. Горячий воздух, нагреваемый в первых камерах и
используемый для сжигания топлива в печи, имеет температуру
500—600° С. Расход всего воздуха на охлаждение 1 т спека соста-
вляет 2,3—2,5 м3*1. Для повышения температуры горячего воздуха
и уменьшения его расхода на охлаждение спека осуществляют
двойной просос воздуха. В этом случае в первую и вторую камеру
подколосникового пространства и в острое дутье подают очищен-
ный горячий воздух, отбираемый из системы аспирации; в третью
и четвертую камеры — холодный воздух. В системе аспирации
воздух очищается от пыли в циклонах.

Колосниковые холодильники различной производительности
для цементного и глиноземного производств изготавливаются на
заводе «Волгоцеммаш». Например, колосниковый холодильник
марки «Волга-125С» характеризуется следующими основными
данными:

Производительность по спеку, т/ч 125

Температура спека, °C:
начальная...................... . . 1000—1200

конечная.......................... 80—90

Размеры, мм:
длина................................ 32,2

ширина......................... . . 7,8

высота................................ 11,9

Масса, т ................................ 584

АНАЛИЗ РАЗЛИЧНЫХ ПУТЕЙ

УСОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ ПРОЦЕССА СПЕКАНИЯ

Спекание — энергоемкий процесс со значительными капиталь-
ными и эксплуатационными затратами. Технический прогресс
в области спекания глиноземсодержащих шихт развивается в на-
правлении создания мощных вращающихся печей и печных уста-
новок, основанных на использовании принципов термообработки
материала в слое (плотном или кипящем) и во взвешенном состо-
янии на всех стадиях спекания или только на стациях сушки,
нагрева и декарбонизации шихты с последующим высокотемпе-
ратурным обжигом в короткой вращающейся печи. Аппараты для
термообработки в слое или во взвешенном состоянии разрабаты-
ваются главным образом для сухих и гранулированных шихт.

Полупромышленные испытания и технико-экономический ана-
лиз применения для спекания нефелиновых шихт коротких вра-
щающихся печей с предварительной термоподготовкой гранулиро-

1 Здесь и далее звездочка (*) означает, что объем газов приведен к нормальным
условиям.
Таблица 48

ОСНОВНЫЕ ПОКАЗАТЕЛИ ВРАЩАЮЩИХСЯ ПЕЧЕЙ СПЕКАНИЯ
• РАЗЛИЧНЫХ ГЛИНОЗЕМНЫХ ШИХТ

Показатель Шихта
нефелиновая бокситовая шламовая

Размеры печей спекания d X X /, м .... 3X60 З.бХЗ.ЗХ ХЗ,6Х 150
Производитель- ность печей т/ч 19,2 39,8
Коэффициент использования 0,95 0,90
Удельный рас- ход тепла, ккал (на 1 кг спека) .... 1300 1200
Температура отходящих га- зов, °C ... 330— 450 200

5Х 185 3,ЗХЗ,8Х Х51,3 3,6Х 65 4,5X5,0Х X 100
100 15,2 17,3 50
— 0,85 0,85 0,70
1050 1300—1 400 1350
180 300— 350 220

ванной шихты на конвейерных решетках (агломерационные ма-
шины) не дали положительных результатов.

Много внимания в последние годы было уделено испытаниям
спекания шихт в совмещенных аппаратах: гранулятор кипящего
слоя для мокрой шихты и короткая вращающаяся печь для спе-
кания горячих гранул. В такой совмещенной установке процесс
спекания различных шихт в условиях опытного завода (ЛОЗ
ВАМИ) протекал нормально и был получен технологически каче-
ственный спек. Однако к настоящему времени конструкция гра-
нулятора кипящего слоя не доработана.

Выполненный институтом ВАМИ технико-экономический ана-
лиз эффективности мокрого и сухого способов спекания показал,
что сухой способ экономически оправдан для нефелиновых и као-
линовых (зольных) шихт и нерентабелен для бокситовых шихт.
Для бокситов следует продолжать изыскания спекания в совме-
щенных аппаратах, включающих термоподготовку пульпы в много-
камерной печи плотного или кипящего слоя и спекание во враща-
ющейся печи или подготовку и спекание в слойных аппаратах.

Существующий способ спекания мокрых шихт (пульп) во вра-
щающихся печах характеризуется следующими основными не-
достатками: 1) 27—40% воды из шихты испаряется в печи, а на
испарение этой воды расходуется около */з всего тепла, затрачива-
емого на спекание; 2) при несовершенном теплообмене во враща-
ющейся печи тепловой к. п. д. современных мощных печей, работа-
ющих на мокрой шихте, не превышает 30%; 3) при слабом тепло-
182
обмене между газами и материалом время пребывания шихты
в печи составляет 3—5 ч, а сами печи должны быть очень длин-
ными; 4) удельная производительность печей мала (30—40 кг
спека с 1 м2 внутренней поверхности печи). Дальнейшее увеличе-
ние размеров и мощности вращающихся печей вряд ли целесо-
образно.

Существующие вращающиеся печи характеризуются основ-
ными показателями, приведенными в табл. 48.

СУХОЙ СПОСОБ СПЕКАНИЯ

Анализ полупромышленных испытаний сухого способа спека-
ния нефелиновой и зольной шихт, а также анализ большого про-
мышленного опыта работы цементного производства с использо-
ванием сухих шихт показывает, что: 1) существующие помольно-
сушильные установки позволяют высушивать отходящими газами
из вращающихся печей и холодильников исходные сырьевые
материалы с влажностью до 20%; 2) тепловой к. п. д. враща-
ющихся печей сухого способа спекания составляет около 50%
(вместо 30% для мокрого способа).

Известные трудности сухого способа шихтоподготовки и спе-
кания (сложность сухого смешения исходных компонентов с полу-
чением однородной гомогенной смеси, сложность установок по-
мола, затруднения при обеспыливании воздуха и газов во время
шихтоподготовки и спекания и др.) долгое время сдерживали
широкое применение этого способа в промышленности, несмотря
на явные технико-экономические преимущества. Эти трудности
постепенно стали разрешаться с созданием в 50-х годах фирмой
«Humboldt» («Гумбольдт») в ФРГ так называемых «запечных»
циклонных теплообменников, работающих на принципе тепло-
обмена между отходящими печными газами и тонкими порошками
материала, находящимися во взвешенном состоянии. Многими
отечественными и зарубежными фирмами созданы современные
высокопроизводительные и эффективные циклонные теплообмен-
ники для сухого способа получения цемента и алюминатных
спеков.

Цикл сухого способа начинается со смешения сырьевых мате-
риалов с допустимой влажностью в силосах при пневматическом
перемешивании. Далее эта смесь поступает в помольно-сушиль-
ную установку, где помол осуществляется в замкнутом цикле
с одновременной сушкой газами из циклонных теплообменников
и холодильника. Измельченная достаточно гомогенная смесь по-
ступает в циклоны, а из них — во вращающуюся печь.

В последние годы почти все ведущие европейские машино-
строительные фирмы усиленно занимаются усовершенствованием
и разработкой новых запечных теплообменников для цементного
производства, которые пригодны и для спекания глиноземных
шихт. К настоящему времени запатентовано около 100 различных
183
видов запечных'теплообменников, но широкое применение нашли
только около десяти из них. Эти теплообменники можно условно
разделить на три типа.

Первый тип: устройства, состоящие из циклонов и соединя-
ющих их газоходов. Теплообмен между газом и материалом осу-

Шихгпй

Рнс. 68. Схема теплообменника
фирмы «lagenbau»

Рнс. 69. Схема противоточного
теплообменника конструкции Гн-
процемента

ществляется в газоходах по принципу прямотока, а их разделе-
ние — в циклонах. Эти устройства состоят из ряда ступеней
циклонов и газоходов, соединенных по принципу противотока газа
и материала. Типичный теплообменник данного типа фирмы «Hum-
boldt» («Гумбольдт») показан на рис. 68. Теплообменник состоит
из четырех ступеней циклонов, расположенных друг над другом,
причем верхняя ступень для повышения степени осаждения мате-
риала имеет два параллельных циклона меньшего диаметра.

184
Схема работы теплообменника заключается в следующем.
Отходящие из вращающейся печи газы, нагретые до температуры
около 1000° С, последовательно проходят через все ступени цик-
лонов. Сухую шихту подают в газоход между первой и второй
(считая по ходу материала) ступенями циклонов. Нагретый прак-
тически до температуры газового потока материал выносится

Рис- 70. Схемы многокамерных теплообменников:
а — Гипроцемента; фирмы «Zementanlagenbau»

в циклоны первой ступени, где отделяется от газа и подается
в газоход между второй и третьей ступенями. Таким образом, мате-
риал проходит через ступени и поступает в печь нагретым до 700—
800 " С.

Теплообменники этого типа имеют следующие недостатки:
1) высокое гидравлическое сопротивление, вызывающее значитель-
ные подсосы и большой расход электроэнергии, 2) зарастание
газоходов нижних ступеней при термообработке сырья, богатого
щелочами, серой и хлором, приводящее к снижению коэффи-
циента использования агрегата.

Второй тип: устройства, состоящие из камер, газоходов и цик-
лонов. В камерах теплообмен между материалом и отходящими
Из печи газами осуществляется по принципу противотока. Тепло-
обменники этого типа отличаются от теплообменников первого
типа более высоким тепловым к п. д., меныпим гидравлическим
сопротивлением, более простой конструкцией. Выполнение ниж-
ней ступени в виде камеры позволяет избавиться от ее зарастания.
Теплообменник такого типа представлен на рис. 69.

Третий тип: многокамерные теплообменные устройства, состо-
ящие из последовательно соединенных между собой камер. К ним
относятся теплообменные устройства конструкции Гипроцеменга,

Рис. 71. Схемы теплообменников с кальцинаторами:

(а - по способу SF; б — по способу MFC); 1 — вращающаяся печь; 2 —
кальцинатор;

/ IV — ступени теплообменника

фирмы «Zementanlagenbau» («Цементанлагенбау») и др. Много-
камерные теплообменники еще менее энергоемки, их гидравли-
ческое сопротивление в 1,5—2 раза меньше, чем у теплообменни-
ков первого типа. Кроме того, они имеют несущую конструкцию,
что позволяет снизить стоимость строительства. Широкое сечение
камер и противоточная схема движения газа и материала спо-
собствуют тому, что эти устройства не подвергаются зарастанию.
В верхних (по ходу материала) камерах создается более высокая
концентрация материала в газах, что обусловливает перетекание
его в нижележащие камеры.

Камеры делают различного по высоте сечения — фирма
«Кгирр» («Крупп»), со специальными завихрителями — институт
«Гипроцемент» или со смещенными осями — фирма «Zementan-
lagenbau», чтобы обеспечить циркуляцию материала в камерах и
увеличить время его пребывания, т. е. интенсификацию тепло-
обмена. Многокамерные теплообменники конструкции института
186
«Гипроцемент» и «Zementanlagenbau» показаны на рис. 70. Пред-

ставленные на рис. 68—70 схемы запечных типичных современных

теплообменников обеспечивают

Существуют установки
теплообменников с декарбо-
низаторами (кальцинато-
рами), в которых материал
дополнительно нагревается
до 850—925° С в кальцина-
торе теплом от сжигания
в нем топлива при подаче
воздуха из холодильника.
На рис. 71 представлены две
принципиальные схемы та-
ких установок. Судя по
успешным испытаниям и вы-
сокой эффективности сухого
способа спекания нефелино-
вых и алюмосиликатных
шихт в совмещенных уста-
новках циклонные теплооб-
менники — короткая враща-
ющаяся печь, можно сделать
вывод о том, что в ближай-
шее время этот способ будет
внедрен в производство гли-
нозема.

СПЕКАНИЕ В КИПЯЩЕМ
СЛОЕ

Ускорить процессы массо-
и теплообмена при спекании
глиноземсодержащих шихт
возможно в условиях осу-
ществления их в аппаратах
кипящего слоя. Как уже
было сказано выше, операции
сушки шихты, нагрева ее до
температуры начала спека-
ния и разложения карбоната

нагрев смеси до 700—800° С.

Рнс. 72. Схема опытной многокамерной уста-
новки для спекания нефелинов в кипящем слое:
1 — бункер для шнхты; 2 — ячейковый пита-
тель; 3 — загрузочная труба; 4 — пылеосади-
тельная камера; 5 — камера подготовки; 6 —
переточная труба; 7 — камера спекания; 8 —
камера охлаждения; 9 — валковый разгру-
жатель; 10 — воздушная камера; 11 — газо-
распределительная решетка; 12 — форсунка;

13 — бункер для спека

кальция в условиях кипящего или взвешенного слоя весьма
эффективны. В этом случае, как и в процессах кальцинации гидро-
окиси алюминия, снижается расход тепла и существенно умень-
шается длина вращающейся печи. Были сделаны попытки осуще-
ствления в печах кипящего слоя и самого процесса спекания
шихт. При этом подготовка исходного материала велась либо
в печи кипящего слоя, либо в сопряженных с такой печью спе-
циальных установках (грануляторах кипящего слоя, тарельчатых
грануляторах с сушильным барабаном и т. д.).

На рис. 72 представлена схема полупромышленной печи кипя-
щего слоя, на которой в ВАМИ и на Волховском алюминиевом
заводе были проведены испытания по спеканию нефелиново-
известняковой шихты [8]. Печь — многокамерная, основные
элементы ее — газораспределительная решетка, камеры для на-
грева и спекания и валковый разгружатель спека. Кроме того, была
испытана безрешеточная конструкция печи, в подготовительной
зоне и холодильнике которой создавался плотный слой, а в зоне
спекания — кипящий слой.

Печь в зоне спекания (средняя часть) имела внутренний диа-
метр 450 мм, в других зонах 650 мм. Топливо (соляоовое масло)
подавалось в печь под давлением через форкамеры (где сжигалось
воздухом) или непосредственно в кипящий слой.

Были предложены [8] некоторые другие варианты конструк-
ций печей кипящего слоя, отличающиеся устройством газораспре-
делительных решеток и перетоков по высоте аппарата, наличием
выносных топок для сжигания топлива, разгрузочным устрой-
ством и др.

Испытания процесса спекания нефелиновых шихт в опытных
печах кипящего слоя показали, что в них можно получать хоро-
шего качества спек нужной пористости при высоком извлечении
№гО и А1.2О3, однако конструкции этих печей для рассматрива-
емого процесса требуют доработки.

РАСЧЕТЫ ПЕЧНЫХ УСТАНОВОК СПЕКАНИЯ

При проектировании передела спекания и при разработке новых печных
аппаратов производится расчет печей и холодильников для опреде тения удельного
расхода сырья и топлива, оптимальных размеров и основных параметров работы
агрегатов (угол наклона, скорость вращения, скорость газовых потоков и т. д.)
по заданной производительности передела с обязательным учетом завершения
всех физико-химических процессов в шихте, обеспечивающих получение доброка-
чественного спека. Температура и время пребывания обжигаемой смеси при задан-
ной температуре, соответствующие требованиям технологии, должны найти отра-
жение в размерах и параметрах печи. Например, наклон печи должен обеспечивать
необходимую степень заполнения печи материалом и время пребывания его, а ско-
рость вращения — эффективное перемешивание смеси с учетом расхода энергии,
пылевыноса и т. д.

МЕТОД РАСЧЕТА ВРАЩАЮЩИХСЯ ПЕЧЕЙ СПЕКАНИЯ

Расчет вращающихся печей спекания производится на основе опытных кри-
териальных зависимостей, установленных Е. И. Ходоровым и Н. Г. Срибнером
[85, 86 ] при обработке данных балансовых испытаний печей спекания глинозем-
ного производства и печей обжига цементного производства. Эти зависимости
выражают связь между производительностью, удельным расходом тепла и кон-
структивными характеристиками печей.

Рассмотрим метод расчета производительности печи и удельного расхода
топлива на основании теплового расчета печи.
Коэффициент полезного действия процесса теп-
лообмена во вращающейся печи (или степень теплоиспользования) Н равен
отношению количества тепла, отданного газовым потоком в печи, к количеству
выделенного в ней тепла (расчет ведется на 1 кг спека):

Ям 4~ <7пот <7т 4~ <7в ~~ <7нед Qo, I

Ят 4“ Яв — <7нед Ят 4“ Яв — <?нед

(177)

где Ям — количество тепла, полученного материалом; ^Пот — потери тепла печью
в окружающую среду; Ят — количество тепла от сгорания топлива; я в — коли-
чество тепла, поступающего в печь с воздухом; ^нед — потери тепла от недожога
топлива; Яо, г— потери тепла с отходящими газами.

Практикой установлена зависимость производительности вращающейся печи
и удельного расхода тепла в ней от основных критериев: а) для печи с цепной
завесой при питании мокрой шихтой

= о р пс J

/ F \0Л I Q \°.5 / аГт \°'

0,43 ( ) +1 oTIF ) “^8“

\ вн / \ т / \ *^0 г J

б) для полой вращающейся печи, снабженной запечными теплообменниками, при
питании сухой шихтой

&е =0,124

(179)

Здесь Q/cTtF — критерий лучистого теплообмена, представляющий собой отно-
шение тепловой мощности печи Q к предельному (при степени черноты 1,0 и теоре-
тической температуре горения) лучистому потоку от газа к поверхности печи;
аТт1и>о.8г — критерий, учитывающий конвективный теплообмен, представляющий
собой соотношение коэффициентов теплообмена лучеиспусканием и конвекцией;
F — общая поверхность теплообмена, м2; ОнН — внутренний диаметр печи, м;
о — коэффициент излучения абсолютно черного тела:

о = 4,9-10"8 ккал/(ма-ч-К4);

Q — тепловая мощность печи, ккал/ч; Q = <?G; q — расход тепла на 1 кг спека,
ккал; G — производительность печи по спеку, кг/ч; що. г — условная скорость
газов, рассчитанная по количеству продуктов горения, м3*/(м2-с):

°'Г 3600-0,785D2QP’

QP — низшая теплотворная способность топлива, ккал кг; v° г — удельное коли-
чество продуктов горения, м3*/кг.

Количество тепла, полученное материалом при
достижении им максимальной температуры спека-
ния, <7Шах, ккал, определяется по уравнению (из расчета на 1 кг спека)

‘/шах = (GLm + G6.y) (С + Г ’

где G? ш —теоретический расход сухой шихты, кг;

т юо

с-ш 100 —п. п. п. ’

W — влажность шихты, %; Gg. у — безвозвратный пылеунос, кг; С — количество
теп ia для доведения сухой шихты до максимальной температуры, ккал (из расчета
на 1 кг сухой шихты): для нефелино-известняковой шихты С ~ 415 ккал кг; для
189
бокситовых и шламовых шихт С ~ 420 ккал/кг; Тт — теоретическая температура
горения, К, выражается уравнением (из расчета на 1 кг топлива):

т _ 0£-К?в-<?нед.

Т Z ViCi

Спел — потери тепла с недожогом, ккал; Q„ — количество тепла, поступающего
в печь с воздухом, ккал; V/ — удельное количество каждого газа, м3* ; с,- — удель-
ная теплоемкость газов при теоретической температуре, ккал/(м3*-К).

Допустимая тепловая мощность печи (Q, ккал/ч) внутрен-
ним диаметром £>вн определяется по практической зависимости:

Q = 2,6-106D^5. (180)

Эта мощность обеспечивает получение спека нормального качества и удовлет-
ворительные условия работы футеровки.

Допустимая по условиям спекообразоваиия производительность печи А
(кг/(м3-ч) определяется из условия

6/Д’в«Д, (181)

для нефелино-известняковой шихты А « 1250 кг/(м3-ч).

Это условие установлено из следующих соображений. Длина зоны спекания
примерно пропорциональна диаметру печи, и производительность ее по спеку
равна:

0,785Рв <pL р kD* <рр

с =-------=..............t

где ф — коэффициент заполнения печи материалом; Lc—длина зоны спекания;
рн — насыпная плотность материала; тс — необходимое время пребывая мате-
риала в зоне спекания; k — коэффициент пропорциональности.

Для однотипного сырья в реальных условиях ф, рн и тс должны быть при-
мерно постоянными, и, следовательно, для обеспечения времени спекания, боль-
шего или равного минимально необходимому, величина G/Dbh должна быть меньше
или равна определенной величине А.

При расчете печи спекания, если известны ее размеры и общая поверхность
теплообмена, следует определить Q по уравнению (180), q — по (177 и 178) и G =
= Q/q, затем проверить, не превысило ли G/Dbh допустимого предела по выраже-
нию (181). Если же заданы G и q (Q), то по уравнению (182) определяют Овн,
проверяют значение G/DlH, рассчитывают F по (178), а потом находят длину
печи L.

Скорость вращения печи п принимают, исходя из влияния этой величины на
степень равномерности температуры материала в слое, стойкость футеровки,
механическую работу оборудования, расход энергии и др. При увеличении п
теплообмен интенсифицируется за счет повышения равномерности температур
в слое, однако при п > 2,5ч-3,0 об/мин влияние этой величины на теплообмен
уже незначительно.

Наклон печи определяют, задаваясь значениями коэффициента запол-
нения печи материалом ф (и соответственно центрального угла сегмента Ф, заня-
того материалом), по формуле

G = /г^ЮлР3 пр sin3 ~ Sin °-, (183)

1 вн гн 2 sin Рс ’

где G — производительность печи, кг/ч; а — угол наклона печи, град; Рс — угол
естественного откоса материала, град; рн — насыпная плотность материала,
190
кг/м3; k — коэффициент, учитывающий влияние времени ссыпания частиц по
поверхности слоя (приближенно k = 1,04); kt— коэффициент, учитывающий
влияние теплообменных устройств (для цепных завес kx определяется по графику
на рис. 73) [85].

Коэффициент заполнения полой части печи <р по практическим данным
целесообразно принимать равным 10—15%.

Пыле у нос из печи с цепными завесами определяется с помощью
критериальной зависимости [85—87]:

к ==•• % - 1,92-10-3
Gr

1.5

Рм. ц

(184)

где р. — концентрация пыли в отходящих газах по массе, кг/кг; Су — количество
уносимой пыли, кг/ч; Сг — расход отходящих газов по массе, кг/ч; щг — скорость
отходящих газов, м/с; р,. — плотность отхо-
дящих газов, кг/м3; рм -— плотность мате-
риала, кг/м3; Рц — масса цепей, кг; Рм. ц —
масса материала, единовременно находяще-

гося в цепной зоне, кг; Уц. 3 — объем цепной
зоны, м3; Кц—объем цепей, м3.

Тепловой расчет цепных
завес производится по следующей мето-
дике (В. Я. Абрамов).

Общее количество тепла, отдаваемое га-
зовым потоком материалу в цепной зоне QM,
можно представить формулой

<2м = «т (ZFU -ф Аф. ц + лОАд. ц) А/,
где ат — средний коэффициент теплоотдачи
в цепной зоне; Fu — общая поверхность це-
пей; Рф. ц — внутренняя поверхность печи
в цепной зоне, Z — доля поверхности цепей.

Рис. 73. Зависимость коэффициента
kt от объемной плотности навескн
цепей:

1 — винтовые гирлянды; 2 коль-
цевые цепи; 3 — свободно висящие
цепи

находящаяся в газовом потоке; Л/ — средняя разность температур газов
и материала; £д. ц — длина участка от обреза печи до начала цепной завесы;

М -

где

2.31g Д----~

'г-'м

tr, /м, /г, /м — начальные и конечные температуры газов и материала.

Для гирлянд Z = 0,34 (Дц/Рвн)' °-5;

для свободновисящих цепей Z = 0,345 (/ц/23>вн)—°’3.

1ц — длина свободно висящей цепи; Нц — стрела провисания гирлянды:

где Ац — продольный шаг навески гирлянды (расстояние по образующей печи
между точками подвески цепи); Рц — длина гирлянды; ац — центральный угол
навески цепи (угол между проекциями прямых, соединяющих точки крепления
гирлянды с центром печи, на плоскость, перпендикулярную оси печи);

«Ц

г
л/?вн

•360°,

где 1Ш. г — расстояние между точками подвески гирлянды по окружности печи.

Коэффициент теплоотдачи в цепной завесе определяется из опытной кри-
териальной зависимости:

Nu O,137Re0,75 (Ja-V'5;

\Аф. ц /
откуда средний коэффициент теплоотдачи в цепной зоне

Лг<75
ат — 0,137 0 25 0.75

Ц vr

где Re — критерий Рейнольдса; Nu — критерий Нуссельта; du — диаметр тела
цепи; wr — средняя скорость газового потока в цепной зоне; vr, 7.г — соответст-
венно кинематическая вязкость и теплопроводность газового потока при темпера-
туре t, равной

ЛРцз

£ц Рц (№ц з) '(Рцз'

О 50 100 150 200 250 Рц/В2

t = Л/ + -<м^<м .

Аэродинамическое сопротивление
печи с цепной завесой, определенное
по скорости отходящих газов, рас-
считывается по уравнению *:

АР = (Сп + £цЦ-^' (185)

где wr — скорость отходящих газов,
отнесенная к полному сечению печи,
м/с; рг — плотность отходящих га-
зов, кг/м3; £ц — коэффициент сопро-
тивления цепной завесы:

Ец = ^ц/°вн,

Рис. 74. Зависимости для определения ко- для свободно висящих цепей k = 0,5;
эффнцнента аэродинамического сопротив- для гирлянд k = 0,9; F„ — ПОВерХ-
ления цепных завес ность цепной 3aBecbIj М2.Ц^ _ коэф.

фициент сопротивления полой печи,
чп = Ю-рЗО; для современных мощных печей по практическим данным сле-
дует принимать £п=20-р25.

При позонном расчете печи можно пользоваться более строгим расчетом
аэродинамического сопротивления вращающейся печи с цепной завесой [88].
Полное аэродинамическое сопротивление печи:

АР = ДРП + АРЦ. з + АРШ,

где ДРП, АРЦ. з и АРШ — соответственно сопротивления полой части печи, цеп-
ной завесы и загрузочного борта печи (шайбы).

L wrP,

где <р — коэффициент трения (для футеровки печи <р « 0,05).

Сопротивление загрузочного борта печи:

- (£ + 0,707 А-/1 - £ )’ .

Величина ДРП равна — 5 мм вод. ст. и ею можно пренебречь; величина ДРШ «
10-^40 мм вод. ст.

* Абрамов В. Я- Исследование закономерностей работы цепных тепло-
обменников. Канд. дис. Л., 1966.
Сопротивление цепной завесы определяется из экспериментальных графи-
ков (рис. 74) зависимости

f зРц. 3 Гц |

ЛРц.з-Ц 2g

ИЛИ

„ _ ДГц. 3g , / Гц X

ец -- _g _—- — J ,

WU- зРц. 3 \ Вви J

где Юц. з — средняя скорость газов в цепной зоне без учета ее заполнения мате-
_ _ 273

риалом, м/с; рц. 3 — плотность газов, кг/м3, рц. з=Ро. г ~=—; Ро.г — плот-
_ Гг

ность газов при 0°С, ро. г~ 1.25 кг/м3*; Т\ — средняя температура газов в
цепной завесе, определенная с учетом содержания пыли в газовом потоке, К;
Гц — поверхность цепей.

ПРИМЕР РАСЧЕТА ВРАЩАЮЩЕЙСЯ ПЕЧИ СПЕКАНИЯ

(шихта — нефелино-известняковая; топливо—-мазут)

Исходные данные

Длина печи, м . ... . .... 185

Диаметр печи, м ................................. . . 5,0

Внутренняя поверхность футеровки, м3 ............... 2700

Наклон печи, % ............. .................... 3

Скорость вращения, об/мин:

на полном ходу . ............................. 1,585

на среднем ходу . . ................... 1 050

Система навески цепей:

расстояние от шайбы до начала цепной зоны, м . . . 6,5

длина участка свободно висящих цепей и гирлянд, м 36,75
общая длина цепной зоны с цепными ковриками, м 45,7
диаметр, м:

прутка овальных цепей ... 0,025

прутка крупнозвенных цепей ... 0,022

длина, м:

свободно висящей цепи ........................... 3,6

гирлянды......................................... 5,5

цепей в цепном коврике..................... ... 2,7

число рядов:
свободно висящих цепей.............................. 2

гирлянд с овальными звеньями ..................... 33

гирлянд крупнозвенных........................ . 12

цепных ковриков ... 3

число:

свободно висящих цепей в одном ряду .............. 80

гирлянд в одном ряду.............................. 40

цепей в одном цепном коврике..................... 300

расстояние между рядами свободно висящих цепей, м 0,75
расстояние между рядами гирлянд, м ............... 0,75

расстояние между точками подвески гирлянды вдоль
оси печи, м........................................ 1,5

общая поверхность свободновисящих цепей и гирлянд,
м2 ............................................... 2750

общая поверхность цепей (с цепными ковриками), м2 3375

общая масса цепей, т............................... 160

7 Н. И. Еремин н др.

193
поверхностная плотност:, навески (на 1 м2 поверхности
печи), м2........................................ 4,8

объемная плотность навески 0,026

Влажность шихты, % .... ............. . . 27

П. п. п. шихты, % ..................................... 28

Удельный расход шихты (на 1 т спека) .............. 1,4

Низшая теплотворная способность топлива Qp, ккал/кг 9500

Состав топлива, %:
Ср . ............................... 85,6

Нр 11

Ор.......... 0,5

Np . . . . .................................... 0,7

Sp................................................ 0,5

Н2Ор............................................... 2,0

Коэффициент избытка воздуха ........................ 1,15

Определение количества воздуха и продуктов горения

1. Теоретический расход воздуха на сжигание 1 кг топлива (мазута), м3*

V® = 0,089Ср + 0,267Нр + 0,033 (Sp + Ор) =

= 0,089-85,6 + 0,267-11,0 + 0,033 (0,5 + 0,5) = 10,57.

2. Практический расход воздуха, м3*/кг:

VB = aVg = 1,15-10,57 = 12,15.

3. Выход продуктов горения, м3*/кг:

= 0,0187Ср = 1,6;

= 0,007-Sp =0,0035;

Vjje = o,79VB + 0,008Np = = 0,79-12,15 + 0,008-0,7 = 9,603;

VH1O = 0,112HP + 0,01 24H2Op = 0,112-11,0 + 0,0124.2 = 1,255;

= 0,21 (a- 1) Vo = 0,21 (1,15 —l,0)-10,57 = 0,332.

Общее количество продуктов горения г = 12,79 м3*/кг.

Определение тепловой мощности печи

Q = 2,6D2,5 = 2,6-4,52’5 = 110-Ю6 ккал/ч.

Окончательно принимаем для расчета печи тепловую мощность

Q — 110-10® ккал/ч.

Распределение воздуха, поступающего на горение (из расчета на 1 кг спека)
1. Предварительно принимаем:

удельный расход тепла q - 1080 ккал;

удельный расход топлива С^д = q : Qp = 1080 : 9500 = 0,1135 кг;
производительность печи по спеку G — Q : q = ПО -10® : 1080 = 102-10® кг/ч.
2. Общее количество воздуха, поступающего на горение в печь:

ууд= G™VB = 12,15-0,1135 = 1,38 м’;

VB = = 1,38-102-Ю3 =-141 000 м3*/ч;
3. Количество первичного воздуха (~ 14 % от всего воздуха), м3*:

уперв = уперв ; g = 20 000 : 102 000 = 0,196.

4. Количество воздуха с технологической пылью (—18% от всего), м3*.

утехн = vtcxh . G = 25 соо . 102 000 = 0 245

5. Количество воздуха с подсосами в горячей головке (5% от всего
количества):

уподс = 0,05VB = 0,05-141 000 = 7000 м3/ч;

или на 1 кг спека, м3*:

гподс = уподс ; G = 7 000 : 102 000 = 0,069.

6. Количество воздуха, поступающего из холодильника в печь, м3*/ч:

= ув _ (уперв + утехи + уподе) =

= 141 000 — (20 000 4- 25 000 + 7 000) = 89 000

или на 1 кг спека, м3*

г£ор = Г™р : G = 89 000 : 102000 = 0,88.

Тепловой расчет печи1

Производительность печи и удельный расход тепла определяются из теп-
лового расчета вращающейся печи по приведенной выше упрощенной методике
ВАМИ — формулы (177) и (178):

По условиям спекообразования величина G/D3 не должна превышать для не-
фелино-известняковой шихты 1250 кг/(м®.ч).

1. Теоретический расход сухого сырья, кг

2. Практический расход сухого сырья:

а. Потери шихты; кг:
безвозвратный пылеунос спековой пыли из холодильника
6® с = 0,0032;

в пересчете на шихту

6® с = 0,0032-1,39 = 0,0045;

предварительно принимаем удельный пылеунос из печи 0,3 кг; при коэффициенте
полезного действия пылеосадительной системы т| = 0,98 безвозвратный унос,
с отходящими газами составит:

G®H = (1 —0,98)-0,3 = 0,006;

общие безвозвратные потери шихты

[<&] = с + GyH = °-0045 + о.ооб = о.ою;

б. Практический расход сухого сырья, кг:

GnP = GT + [GyH] = 1.39 + 0,01 = 1,40.

1 Расчет ведется на 1 кг спека.

7*
3. Теплопотребление шихты, ккал:

= <*₽ (415+w5r) -« (™+^)-«»

4. Теплота воздуха, поступающего в печь на горение; ккал:

<7в = ?перв+ ?техн+<7подс +?гор-=0.196-0,311 +0,245-0,311 +

+ 0,069-0,311 +0,88-0,324-575 = 165

или на 1 кг топлива

QB =qB : G™ = 165 : 0,1135 = 1450.

5. Потери тепла с недожогом; ккал:

по практическим данным днец — 15,

<?нед =?иед = 15 0,1135 = 132.

6. Потери тепла в окружающую среду через корпус печи по практическим
данным составляют 10—15% от общего расхода тепла на спекание. Принимаем
<7пот = 125 ккал. Эту величину можно рассчитать, исходя из поверхности печи и
температуры футеровки:

9пот =36005: 102 000,

где 5 — поверхность печи, м2; 102 000 — производительность печи, кг/ч; 3600 —
справочный коэффициент потерь тепла с 1 м2 поверхности печи при толщине
футеровки 200—250 мм и температуре футеровки 700° С, определенной как сред-
няя величина из средних температур газа и материала

‘ «р (45+ 1050): 2 +(250 +1500) : 2 __ппО„

‘фут =---------------2--------------700

5 = 1,2лО£ = 1,2-3,14-5-185 =3426 м2,

где 1,2 — коэффициент, учитывающий увеличение поверхности печи за счет бан-
дажей, шестерен, накладок, заклепок и т. п.;

тогда дпот= 3600-3426: 102 000= 120 ккал.

7. Определение теоретической температуры горенияг.

а. Теплота продуктов горения (ккал) из расчета

<2Р + <?В — Знед =9500 + 1450 — 132 = 10 818.

б. Теплота продуктов горения при 2100°С

Л = 2100 (0,586-1,6 + 0,544-0,0035 + 0,356-9,603 +

+ 0,474-1,255 + 0,376-0,332) = 10 680 ккал.

в. Теплота продуктов горения при 2200° С

J2 = 2 200 (0,589-1,6 + 0,544-0,0035 + 0,357-9,603 +

+ 0,4781-1,255 + 0,378-0,322) =11 210 ккал.

г. Теоретическая температура горения, К:

Л-2100 + 273 + КЮ -2400.

8. Условная скорость продуктов горения, м*/с:

т _ vo. rQ = 12,79-110-10» =

а,°-г ~ 3600-0,785Qp£>2 3600-0,785-9500-4,682 1

1 Расчет ведется на 1 кг топлива.
9. Определение величины е№ по формуле (178)

= / 6075 ХОЛ / ИОДО* \оТ = °-827-

' \ 4,682 / 4,9-10~8-6075-24004 /

10. Определение удельного расхода тепла топлива из выражения (177),
ккал:

? = 4- (?м +<7..от) ~<7в + ?нед = п * + (890 + 125) — 165 + 15 = 108П.

Q7V

11. Удельный расход топлива, кг'кг:

Студ = q : QP = 1080 : 9500 = 0,1135.

12. Производительность печи по спеку, кг/ч:

G = Q : g = ПО-106 : 1080 = 102-103.

Как видно, величины G и ^.соответствуют принятым предварительно.

13. Проверка полученной величины производительности по условиям спеко-
образования

G : £>» = 102-103 : 4.5» = 1125 кг/(м3-ч), т. е. < 125и кг/(м3-ч).

14. Определение температуры отходящих газов.

а. Количество СО2, выделяющегося из шихты, м3*:

..с __________п- п- п-______ ___________________ — о 197

со« (100 — п. п. п.) Рсо2 (^00 — 28)-1,977

или на 1 кг топлива

)=t£n :0уд = 0,197 .-0,1135 = 1,735.

б. Количество Н2О, выделяющееся из шихты, м3*:

с 1,4-27 _„

иН,О - (ЮО— ’5) рн э~ (100 -27) 9,804 *

или на 1 кг топлива

n)=t+ п’-буд-0,643 : 0,1135 = 5,67.

у H2U/ H2U т

15. Определение теплоты отходящих газов

<7м + ?пот = Я + ?в — <7кед — Яо. г. .

откуда qo. г =q + qB — Ячов.' Ям <7пот =

= 1080 + 165— 15 — 890 — 125 = 215 ккал.

16. Предварительно принимается температура отходящих газов /о. г =
= 250°С; теплота запыленных газов при этой температуре, ккал:

Яо. г = L г + ^плспл/о. г =

= 0,1135-250 [(1,6 + 1,735) 0,438 + 0,0035-0,459 -г-9,603-0,311 +

+ (1,255 + 5,67) 0,366 + 0,322-0,321] + 0,3-0,225-250 = 217.

Эта величина qo. г очень близка к рассчитанной выше (215 ккал), следова-
тельно, окончательно принимается

to. г = 250 °C.
Определение пылеуноса из печи

Концентрация пыли в отходящих газах рассчитывается по следт ющей фор-
муле [85]:

1.5

р = 1,92-IO”3

(186)

где |Л — концентрация по массе пыли в отходящих газах, кг на 1 кг спека; wo, г —
скорость отходящих газов, м/с; рм — плотность материала, кг/м3 (для нефелино-
известняковой шихты рм = 2600 кг/м3); рг — плотность отходящих газов, кг/м3;
Рц — масса цепей, кг; Рм — масса материала, находящегося в цепной зоне, кг;
Уц.з — объем цепной зоны, м3; Уц — объем цепей, м3.

Объемный расход материала, находящегося в цепной зоне, определяется
из выражения (183)

Ум = —= М,04-10лп-^^О3 sin3-^, (187)

рн Sin р Z

где GM — расход сухой шихты, кг/ч; а — угол наклона печи, град; Р — динами-
ческий угол откоса материала, град; D — диаметр печи, м; рн — насыпная плот-
ность материала, кг/м3; Ф—центральный угол сегмента, занятого материалом,
град; ky — коэффициент, зависящий от объемной плотности и типа навески.

1. Количество отходящих газов на 1 кг топлива, м3*:

vo. г = Vo. г + (vCcoJ + (vfi,o) = 12-79 + 1 -735 + 5,67 = 20,195.

2. Плотность отходящих газов, кг/м3*

У v,-p,-

1,977 (1,6 + 1,735) + 2,928-0,0035 + 1,25-9,603 +
+ (1,255 4- 5,67)-0,8п4 + 1,429-0,332

20,195

где pi — плотность каждого газа, кг/м3.

3. Объем отходящих газов, м3*/ч:

Уо г =0СУдцо г = 102-103-0,1135-20,195 = 233 500.

4. Масса отходящих газов, кг/ч:

Go. г = Ро. гУо. г = 1.22 - 233 500 = 285 000.

5. Скорость отходящих газов, м*/с:

Уо.г 273+ /о. г 0,233-500(273 + 250)

W°-' ~ 3600-0,785D2' 273 - 3600-0,785-4,682-273 “7,2°‘

6. Определение коэффициента заполнения материалом цепной зоны из фор-
мулы (187):

sin3

Ум sin Р

2 Л11,04-10лп sin аО3 ’

а. Угол Р принимается равным 30°;

б. Коэффициент kr определяется по графику на рис. 73 [85], при =
, Уц. 3

= 0,026 mVm3 ki = 0,82;

Ф
в. sin3 — =

0,82-1,04-10-3,14-1,585-0,03-4,683-1200

= 0,448,

откуда центральный угол сегмента, занятого материалом, Ф=99°48'.
198
Коэффициент заполнения печи, соответствующий этому центра/ ьному Углу,
<р= 12%.

7 Часса материала, находящегося в цепной зоне, кг:

Рм = 0,785О2ф7.ц.3рн =0,785-4,682-0,12-45,7-1200 = 113 000.

8. Концентрация пыли (по массе) в газах определяется по формуле (186):

п- 1 92-10-3 (. 7-252..-У-5Г________1-22-273 1<>Л

И i,vz ю \ 9,8!-4,68 / L 2600-(273-1-250) ]

/ 160-1 \2 л ]пп

Х ( 113-0,026 ) " ’ ’

9. Количество пыли, уносимой из печи с отходящими газами, кг/ч:

Gn = pGo. г = 0,109-285 000 = 31 000.

10. Удельный пылеунос (на 1 кг спека), кг:

Gn : G = 31 000 : 102-103 = 0,304;

принятый предварительно удельный пылеунос близок к расчетному и не требует
уточнения.

ПРИМЕР РАСЧЕТА ЦЕПНОЙ ЗАВЕСЫ

Очень важным элементом конструкции вращающейся печи для спекания
нефелиновых шихт является цепная завеса, которая предназначена для улучше-
ния теплообмена между газом и материалом и фор лирования гранулометрии спека
в печи. Цепная завеса обычно рассчитывается. При эксплуатации печи навеска
цепей может быть скорректирована.

Исходные данные:

Производительность печи (150\3,6 м) по сухой шихте
вш, т/ч................................’............ 53,96

Характеристика шихты, %:
начальное содержание влаги ........................ 29.0

конечное содержание влаги (после цепной завесы) 11'2 7,6

Содержание в шихте, %:
п. п. п.......................................... . 27,5

СО2.............................................. 26,0

Температура шнхты, °C:
начальная 1М................................... 46

конечная /м...................................... 97

Топливо:
расход мазута, т/ч GT ........................... 4,43

состав мазута, %:

W . . .’....... ......................... 3,0

HP.............................................. 11,3

СР .............................................. 85,0

SP .......................................... 0,5

NP.............................................. 0,6

Коэффициент избытка воздуха а....................... 1,16

Температура отходящих газов /г. °C..................180

Диаметр печи в зоне цепей D, м............... . 3,6

Внутренний диаметр Овн, м ......................3,4

Длина цепи /ц, м ...............................4,5
Диаметр звена цепи Лц, м . 0,025

Продольный шаг:
гирлянды S2, м .............2,0

навески S3, м .............................. 1,0

Поперечный шаг гирлянды Slt м . . . ...........1,32

Плотность навески цепей в зоне 7ц/7’ф .........3,7

Необходимо определить длину цепной завесы и число навешиваемых цепей.

Определение количества газов, выделяющихся из шихты

1. Всего влаги в шихте на входе в зону, т/ч:

°н,о - 1ЭС%, IOO-Cm-ngg5-lM>-S3.96_22.O4.

2. Содержание влаги в шихте на выходе из зоны, т/ч:
. 53 96

Gh2O = 100 —г2 ’100 — = 100 — 7,6 ‘100 — 53>96==4>44-

3. Количество испарившейся влаги на участке, т/ч:

G'h2o = <Чо -G'HiO =22,04 - 4,44 = 17,6.

4. Количество паров Н2О:

а) от испарения всей влаги шихты, м3*/ч

1'н2О ~ ^Н2О Рн2О = 22 949 : 0.805 = 27 379;

б) от испарения влаги шихты в зоне, м^/ч

ин2О = Gh2O ' Рн2о = 17 600-: 0,805 = 21 863;

в) от испарения влаги шихты после выхода ее из зоны, м3*/ч:

р, = р, —цн п == 27 379 — 21 863 = 5516;

tljU 1*2^ 1I2U

г) от испарения связанной влаги шихты, м3*/ч:
GH2o(n-п. п,— СО2) 53 960(27,5—26,0)

гн2О- 100рНгО 100-0,805

5. Количество СО2, выделившегося из шихты при обжиге, м3*/ч:
ш GmCO2 53 960-26,0

l'co2 - !00pCOj 100• 1,98 7085‘

Определение количества газов, образующихся при сжигании топлива

1. Расход воздуха на сжигание мазута, м3*/ч:

гв = 29^у 12,67 (Ср + 0.375SP) + 8НР] а =
. -^^[2,67(85 4-0,375-0,5) 4-8-11,3]-1,16 =54 843.

2. Количество N2 в продуктах сжигания мазута, м3*/ч:
Np22,41 0,6-22,41

= 0,79l>b -|--------= 0.79-54 843 4------— 43 3
3. Количество О2 в продуктах сжигания мазута, м3*/ч:

Л = - v 0,21 = 11 j6"1 54843-0,21 = 15«8.

Uz а в 1,16

4. Количество СО2 в продуктах сжигания мазута (считаем, что топливо сго-
рело полностью), м3*/ч:

’м. -1 87-гаг с’= 1 '87 таг1130"70Ж

5. Количество Н2О в продуктах сжигания мазута (влага воздуха, идущего
на горение мазута, не учитывается), м3*/ч:

”'н.о - те <°н”+(т) - пте <’11 '3+зя т -5772-

Расчет количества газов

1. На входе в цепную зону, м3*/ч:

S ивх = ин2о + ин2о + исо2 + l'n2 + ио2 + С'со2 + ин2о =
= 5516 + 1003 4- 7085 + 43 316 -|- 1588 + 7030 + 5772 = 71 310.
Состав газов, %: 19,8 СО2; 63,0 N2 J- О2; 17,2 Н2О.

2. На выходе из цепной зоны, м3*/ч:

1 ”вых = 1>вх + vH,o = 71 310 + 21 863 = 93 173.

Сослав газов. %: 15,1 СО2; 48,2 Ь12 + О2; 36,7 Н2О.

3. В середине зоны, м3*/ч:

VV гн2О vlQln . 21863 оо_.о
^ср — / | ^вх л- 2 — 71 310 4- g — 32 242.

Состав газов, %: 17,2 СО2; 54,5 N2 + О2; 28,3 Н2О

Расчет количества тепла, полученного материалом и отданного
газовым потоком в цепной зоне

1. Количество тепла, пошедшее на нагрев материала, ккал/ч:

— СшСш См — Zm) + GH2OCH2O (Гм — Zm) =

= 53 960-0,21 (97 — 46)4-22 040-1 (97 — 46) = 1 701 960.

2. Количество тепла, затрачиваемое на испарение и перегрев водяных па-
ров, ккал/ч:

?2 =GHiO-539 4-£’н2осн2о (Zr—<r) =

= 17 600-539 4-21 863-0,45(180 — 97) = 10 120 000.

3. Количество тепла, теряемое корпусом печи во внешнюю среду, ккал/ч,
по практически данным q3 = 137 000.

4. Количество тепла, полученное материалом в цепной зоне, ккал/ч:

QM = 91 4- q2 = 1 701 960 4- Ю 120 000 = 11 821 960.

5. Количество тепла, отданное газовым потоком в цепной зоне, ккал/ч:

<?общ = ft + q-t 4 о3 = 11 821 960 4- 137 000 = 11 958 960.
Определение средней температуры в цепной зоне и
среднелогарифмического перепада температуры

1. Теплосодержание отходящих газов, ккал/ч:

= У уныхМг = 93 174-0,35-180 =5 869 800.

i ныл 11

2. Теплосодержание газов на входе, ккал/ч:

% = % + <?обш = 5 869 800+11 958 950 = 17 828 760.

3. Температура газов на входе, °C:

<75

СХ 1ВХ

17 828 760

0,369-71 311 7 ’

4. Среднелогарифмический перепад температуры, °C:

(677 — 97) — (180—46)

2,31g

677 — 97

180 —46

= 306.

5. Средняя температура газового потока в зоне, °C:

1‘р = l\T + <м = 306 + 97 + 46 = 377.

Определение среднего значения критериев Nu и Re

1. Определение коэффициента заполнения пепной зоны, %:
4Сш100-100

(100 — IT) ршю60лР2

w = 0,155Dn tg₽0'7

-'2

4-53960-100-100

V (100 — 29)-49-1770-60-3,14-3.42 ~

2. Средняя скорость газового потока, м/с:

}>Ср4-100 (t _

W~ л02-3600(100 —ф) IJ+“27SJ_

s_______82 242-4'100____f1+JE\=709

3,14-3,42-3600 (100—16) V 273 / ’

3. Физические характеристики газового потока в среднем сечении зоны.

Кинематическую вязкость находим по среднеобъемному составу газа при
377° С: v = 56,8-10~6 м2/с. Теплопроводность газа также находим по среднеобъ-
емному составу газа при 377° С:

7 =42,4-10 3 ккал/(м-ч-°С)

5. Nu = 0,137Re°’75 °’5 = 0,137-31200,75-3,7-°-5 = 29,8,

\ г<ь /

откуда средний коэффициент теплоотдачи в цепной зоне ат = 50,5 ккал^ (м2- ч-“С).
202
Ом=«т(^ц + Гф) л/;

/ Н Х-0.5 Г

Z=°’34M : гф = гф+лО/-д.ц;

«=>•№

/4-5’-2’-3-4,s",,4 “°-55-

Подставляем значения:

11 821 960 =-- 50,5 [0,34-0.55-°'5-3,7Гф + Гф + 3,14-3,4-3,6] 306,
получаем

Гф = 268 м2; £ц = 25 м.

ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ БАРАБАННОГО ХОЛОДИЛЬНИКА

Тепло спека, поступающего из печи в холодильник, затрачи-
вается на нагрев воздуха для горения и на нагрев воды, подава-
емой на орошение корпуса холодильника, за счет теплопередачи
через корпус.

Метод теплового расчета барабанного холодильника разрабо-
тан Е. И. Ходоровым и Л. Г. Барбакадзе [85, 89].

Количество тепла, отдаваемое спеком воздуху, и конечная
температура воздуха могут быть определены из совместного реше-
ния уравнения теплового баланса

QB = VBCB (Zb - Zb =Vb(7b-Jb)

и уравнения теплообмена

Qd — 77i/72ccbGm/m A/pT,

где Q„ — количество тепла, передаваемое воздуху спеком, ккал/ч;
Vu — расход воздуха, м3*/ч; св — удельная теплоемкость воздуха
ккал/(м3-°С); /* — конечная температура воздуха, °C; /р — на-
чальная температура воздуха, °C; т — время прохождения спека
через холодильник, ч; Д/„ — средняя разность температур спека
и воздуха, °C; fK — удельная поверхность спека, м2/кг; GM —
производительность по спеку, т/ч; aD — коэффициент теплооб-
мена, ккал/(м2-ч-°С); /71— степень использования удельной по-
верхности материала в процессе теплообмена:

/71 = О,26х/Х. MdM/PSM,

где SM— площадь сегмента спека, м2; /х.м— длина хорды сег-
мента спека, м; Р — пористость слоя спека, %; dM — средний
диаметр кусков спека, м; х — опытный коэффициент увеличения
поверхности теплообмена внутренними устройствами (по практи-

203
ческим данным х = 2,5 3,0); /7г — степень равномерности тем-

пературы спека, главным образом зависящая от критерия Био:

где Ам — теплопроводность спека.

Величина Пг может быть определена по критерию Bi [85]:

Bi 0 0,2 0,4 0,6 0,8 1,0 1,2 1,4 1,6
л2 . . . . 1,00 0,965 0,925 0,89 0,855 0,825 0,795 0 765 0,74
Bi ... . . .... 1,8 2,0 2,2 2,4 2,6 2,8 2,0 3,5 3,60
пг . . . 0,715 0,69 0,67 0,65 0,63 0,615 0,60 0.56 0,53

^50

^20
i о

—।-----1____।

5000 7000 9000

Коэффициент теплообмена между
спеком и воздухом определяется на
основе критериальной зависимости
Nu = f (Re) [85]:

Плопноть орошения
кг/(н-ч)

З^-5

Рис. 75. Зависимость между ко-
эффициентом теплоотдачи от
спека к воде и плотностью оро-
шения

— 0,04

*в.ср ^2~]

100 / J •

Количество тепла, отдаваемое спеком воде, орошающей корпус
холодильника

Овод — А^ВОД -

Коэффициент теплообмена спека с охлаждающей водой опре-
деляется из опытной зависимости его от плотности орошения,
приведенной на рис. 75.

Пример расчета барабанного холодильника
(печь спекания: d = 5 м, I = 185 м)
Исходные данные:

Диаметр холодильника D, м . . . 6,4

Длина холодильника L, м ........ 85

в том числе водоорошаемой части Lop . 65

Уклон холодильника I, %........... 1,7

Скорость вращения, об/мин..................1,8 и 2 25

Производительность (максимальная) GM, т/ч .......... 150

Температура спека перед холодильником (с учетом водя-
ного охлаждения разгрузочного конца печи на длине 6 м)

°C . .’........................................... 1000

Насыпная плотность спека рн, кг/м3 ................... 1300

Средний размер кусков спека dM, м..................... 0,02

Угол естественного откоса песка р, град ...... 43

Теплопроводность спека Хм, ккал/(м-ч-°С) ............. 0,65

Расход воздуха Ув, м3 */ч............................. 90 000

Начальная температура воздуха °C ...... 20

Плотность орошения /7\и, т/(м-ч)........................ 12

Начальная температура воды °C........................... 30
Определение температуры спека, выходящего из холодильника

1. Количество тепла, передаваемое воздуху:

QB = ада.Д/,., Д/т = VB - /“). (188)

Из формулы (183)

Ю/г^лр,, (о,ОЗ +

определяем центральный угол сегмента материала:

а) при п= 1,8 об/мин Ф — 67°;

б) при п = 2,25 об/мин Ф = 62°;

площадь сегмента материала:

a) SM = 1,27 м2; б) SM = 1,02 м2;

хорду сегмента материала:

а) /х. м =3,53 м; б) /х.м =3,30 м;

коэффициент заполнения холодильника материалом:
а) <р = 0,04; б) <р = 0,032;

степень использования поверхности материала в процессе теплообмена:
п О,26х/Х. MdM

771 =—ps~k—:

а) J/j =0,095; б) Z7t =0,111.

Удельная поверхность спека, м2/т:

f = _6______6

Гм y„dM 2,4-0,02

где Тм — насыпная масса материала.

Скорость движения спека в холодильнике:

; а) = 91 м/ч, б) щм = 114 м/ч,
Рн^м

Время пребывания спека в холодильнике

т = ———; а) т= 0,935 ч, б) т = 0,745 ч.

Скорость воздуха в холодильнике:

wB =---------; а) wB = 0,810 м3*/(м2-с), б) wB = 0,803м3*/(м2-с).

3600-^=—(1 — Ф)

Коэффициент теплоотдачи к воздуху, ккал/(м3-ч):

1 +0,16

ZbP \

кхГ И0’004

/ср
в

Too

(189)

а) ав = 26,0; б) ав = 25,8.

Поправка на неравномерность охлаждения кусков:
а) П2 = 0,925; б) П2 = 0,925.
Средняя разность температур спека и воздуха, °C:
/И _ /К

Подставляем известные величины в уравнение (188) и решаем относи-
тельно △ /:

а) 0,0954-0.925-25,8-125,0-150 А/в0,745 = 90 000 (J* — 6,2);

Л/ = 2,24 (J* -6,2); (190)

6) 0,111-0,925-25,8-125-150 Л/в0,745=90 000(j£ — 6,2),

Л/ = 2,43 (J* — 6,2). (191)

2. Количество тепла, передаваемое воде:

Quz = аи/лП£оре А/^ = nwLop (t^, — /{^). (192)

Коэффициент теплопередачи от спека к воде (из рис. 75):

aw = 50 ккал/(м2-ч-°С).

Средняя разность температур спека и воды

— /н /к

Поправка на перекрестный ток е= 0,97.

Решая уравнение (192), получаем:

50-3,14-6,4-65-0,97 Mw = 12 000-65 (/*.—30),

Д^ = 12,3(^— 30). (193)

Количество тепла, теряемое спеком в холодильнике:

См = ('“ - О = 0,26-150-103 (1090 - /*) =

= 39-103 (1000 — /*).

Это тепло передается воздуху и воде и частично теряется в окружающую среду:
Спот ” 0,02QM;

Qm = Qb + Quz + QnoTl

QB + QW = 0,98QM = 38,22-ю3 (1000 - /*).

Решая совместно уравнения (190), (192) и (193) или (191), (192) и (193), на-
ходим конечные температуры воды, воздуха и спека:

а) /* = 113 °C, /*=400 °C, /^=59,4 °C;

6) /* = 118 °C, /*=385 °C, /^=60 °C.

Выходящие из холодильника куски спека диаметром более 0,02 м будут иметь
температуру несколько выше чем 113 и 118° С.

206
ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ КОЛОСНИКОВОГО ХОЛОДИЛЬНИКА

При выполнении расчета использована приближенная методика, изложен-
ная Е И. Ходоровым [85, с. 333].

При теплообмене по принципу перекрестного тока в колосниковом холодиль-
нике уравнения теплообмена можно представить в следующем виде:

— /72/73атеп0/м А/т,

где G — производительность по спеку; /м — удельная поверхность материала:

f - —

К ’

Рис. 76. График зависимости Пх от X
при различных значениях Y

где — средний диаметр частиц материала; ум—объемная масса материала;
т — время прохождения материалом хо-
лодильника:

L
lKN ’
где L — длина холодильника; /к — ход
колосника; X — число двойных ходов ко-
лосника; атеп — коэффициент теплоотдачи.

NuXB
м
где критерий Нуссельта Nu:
Nu = 0,106Re при 20 < Re < 200,
Nu = 0,61 Re0’67 при Re > 200;

причем в критерий Re вводится средний диаметр кусков материала и скорость
газов, рассчитанная на полное сечение слоя; А/ — средняя разность температур
газов и материала:

м п

А/ = ,

где П1 — степень использования удельной поверхности материала в процессе
теплообмена:

/7, - f (X, Y).

t" — t' t'—t"

1—Г AZ В ® M M

По величинам X= -----------v и Y - —--------

/ — t L — t

mb в в

где /м — начальная температура спека; tM — конечная температура спека; /в —
начальная температура воздуха; /в — конечная температура воздуха, /71 — на-
ходим на графике (рис. 76); П2 поправка на нагрев кусков материала опреде-
ляется по критерию Био (см. с. 204); П3 — поправка на снижение интенсивности
теплообмена за счет неравномерности распределения материала и воздуха по
ширине холодильника в результате подвижности слоя материала:

П3 = feiPr0'33 при 20 < Re < 200;

П3 — /:2Ре0’2Рг0,33 при Re > 200,

где ki, k2— коэффициенты пропорциональности.

По практическим данным можно принять П3 ~ 0,12.
Пример расчета колосникового холодильника
(печь спекания: d = 5 м, /= 185 м)
Исходные данные'

Длина холодильника L, м...................... .... 26

Площадь колосниковой решетки Fp, м2 . .... 144,5

Ход колосника 1К, мм................................ 150

Число двойных ходов колосника в минуту И............ 10

Производительность по спеку G, т/ч.................. 102

Удельный расход воздуха на охлаждение 1 кг спека Гв, м3 * 3,5

Начальная температура спека +, °C................... 1100

Начальная температура воздуха /Ё, °C 18

Насыпная плотность спека рн, кг/м3 . ... 1300

Плотность спека р, кг/м3 ........................... 2200

мм (dcp м = s nid,) . 5,9

средний диаметр кусков спека,
Гранулометрический состав спека:
Фракция, мм ... . +40 —40+20
Содержание, % . . 1,2 5,0

Фракция, мм ... . —4,5+2,5

Содержание, % . . 17,0

200 400 000 800 1000
Теппература°С

Рис. 77. Зависимость удельной теплоемко-
сти нефелинового спека от температуры

—20+15 —15+10 —10-1-8 —8+4,5
4.1 5,8 7,7 9,5

—2,5+1,20 —1,2+0,63 —0,63

19,2 10,2 20,3

1. Принимаем предварительно
температуру спека на выходе из хо-
лодильника /м = 85° С.

2. Находим удельное количество
тепла спека (на 1 кг спека) на входе
<7м и выходе ?м из холодильника:

%с../ =0,256-1100=282 ккал;

<7' = = 0,200-85 = 17 ккал,

МММ

где См и см — удельные теплоемкости
материала (рис. 77).

3. Определяем температуру воз-
духа на выходе из холодильника /в:

^м —%. с—?м 282 — 6— 17 о

v с" ~ 3,5-0,313 ~ ’

гДе <7о. с — количество тепла, теряемое в окружающую среду (от 5 до 10 ккал
на 1 кг спека; принимаем 6 ккал/кг); сЁ — удельная теплоемкость воздуха на
выходе из холодильника.

4. Находим коэффициент теплоотдачи от внешней поверхности куска спека.
Для этого сначала определяем скорость воздуха через слой спека

юв

GVB ^273 + *в 2 <в j 102 000-3,5 ( 273 + 236 2'~ '8-

3600Ар-273 = 3600-144,5-273

= 1,0 м/с.

Определяем критерии:

ре ^в+р.М

•vB

1,0-0,0059

— 40.2-10-6 ~147’

Nu = 0,106Re = 0,106-147 = 15,58;

NuAB
атеи — —J------

с*ср. м

15,58-3,54-IO’2
0,59-10-2

= 93,5 ккал/(м2-ч-°С).
5. Определяем поправку на прогрев кусков спека П2 по критерию Бно
(см. с. 204):

р- _ ccTendcp. м 93,5-0,0059

2АМ ~ 2-0,45 “ ’ ’

откуда П2 = 0,888.

6. Определяем степень использования удельной поверхности спека в процессе
теплообмена ГЦ

n1=f(X, У).

r«eX=T—
м в

236 ~ 18 — 0 202'

1100—18 ’ ’

1100—85

236~18' 4’№-

Из графика на рис. 76 определяем [Ц = 0,64.

7. Определяем среднюю разность температур между газами и спеком

&t = П1

2,31g

C-L

(1100 — 236) —(85 —18)

1100 — 236

2-3'g-85—i8-

= 199,7 °C.

8. Определяем удельную поверхность спека, м2/кг:

f _ 6 6 п 4fio

йср.мТуд 0,0059-2200 ’

9. Определяем время прохождения спеком холодильника

L 26

Тм “~7Т~ 0,15-ю 7 мин

Решая совместно уравнения теплообмена и теплового баланса, определяем
конечную температуру материала:

Qm = f^2^3arenGfм Ы 3600 ’

<?м ^о. с ^2^ атеп/м 3600 ’

3600 (282 — 6 — 17) = 936 000;

0,12-0,888-93,5- 0,463-17-60-199,7 = 937 600.

Таблица 49
основные физические: характеристики спеков

Свойство Спек
бокситовый шламовый нефелиновый
Плотность, т/м3 Насыпная плотность, т/м3 Угол естественного откоса, град . . . Теплопроводность, ккал/(м-ч-° С) . . 2,6 1,4 45 0,86 2,6 1,5 45 0,86 2,2—2,4 1,2—1,3 43 0,5—0,7
Левая и правая части уравнения примерно равны, следовательно, приня-
тые предварительно значения температуры спека и воздуха /м = 85° С и /в =
= 236° С верны Принимаем окончательно: /м = = 85° С и /в = 236° С.

В табл. 49 приведены некоторые свойства спеков, используемые в различ-
ных расчетах.

Глава 7

АППАРАТЫ И СХЕМЫ
ДЛЯ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
АЛЮМИНАТНЫХ СПЕКОВ

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ

Алюминатные спеки выщелачивают в атмосферных условиях
при температуре 60—80° С. При выщелачивании спеков, из-
мельченных до тонкого порошка, применяются те же мешалки,
что и для выщелачивания исходного алюминиевого сырья. В на-
стоящей главе рассматриваются аппараты для выщелачивания
кускового материала и существующие схемы выщелачивания алю-
минатных спеков. Выбор схем и аппаратов для выщелачивания
определяется физико-химическими свойствами спеков. Все
алюминатные спеки имеют практически одинаковый фазовый
состав (NaA102, NaFeO2, Na(Al, Fe)O2, 2CaO-SiO2 и др.), но
соотношение между этими основными фазами в нефелиновых,
бокситовых, шламовых и каолиновых спеках различное. Как сле-
дует из табл. 50 и диаграммы состояния системы алюминат на-
трия—ортосиликат кальция (рис. 78), основу бокситовых спеков
составляет фаза Na2O-А12О3 (область I), а нефелиновых — 2СаО X
X SiO2 (область II). В бокситовых спеках растворимая фаза алю-
мината натрия представлена самостоятельными зернами и эвтек-
тической смесью с двухкальциевым силикатом, поэтому такие
спеки при выщелачивании существенно диспергируют. Выщелачи-
вают их, как правило, в кусковом виде и в относительно спокойной

Таблица 50

ХИМИЧЕСКИЙ СОСТАВ СПЕКОВ

Примерное содержание основных окислов, %

Спек Na2O А12О, СаО Si О* Fe2O, прочие
Нефелиновый 9—10 15—16 43—45 23—25 2—4 4—6
Бокситовый (БГЗ) . . . 23—24 30—32 19—21 10—12 10—12 4—6
Шламовый 15—20 10—15 30—35 15—20 10—15 5—10
гидродинамической обстановке, т. е. при спокойном протоке рас-
твора через неподвижный слой спека (диффузионным или пер-
коляционным способом).

Основную массу нефелиновых и шламовых спеков представляет
малорастворимый двухкальцисвый силикат в виде самостоятель-
ных зерен и эвтектики с алюминатом натрия. Поэтому такие спеки

прочны, диспергируют очень мало, и для полного их вскрытия
требуется довольно тонкий помол. Размол нефелиновых и шламо-
вых спеков может быть осуществлен либо сразу (при одностадий-
ном выщелачивании), либо после некоторого предварительного
извлечения Na2O и А12О3 из кускового материала (при двустадий-

ном выщелачивании).

Очень большое значение
для выщелачивания имеют
пористость и прочность спека.
Чем прочнее (оплавленнее)
спек, тем меньше его пори-
стость. Для оплавленных
спеков требуется более тон-
кий помол в процессе выще-
лачивания. Чем пористее
спек, тем полнее извлечение
из него полезных компонен-
тов, и такие спеки можно

Рис. S78. Диаграмма состояния системы
Na2O- А12О,—2СаО . SiOt

измельчать более грубо, а это облегчает отделение шлама и про-
мывку его от алюминатного раствора. Нефелиновые спеки обычно
имеют пористость 15—40% (оптимальная пористость 25—30%),
бокситовые 10—30% (оптимальная 15—25%).

Алюминатные спеки, получаемые во вращающихся печах,
полидисперсны: их крупность находится в пределах от 0 до 200 мм
(иногда больше). Негрелиновые и шламовые спеки перед выщелачи-
ванием дробят до крупности <20 мм (при одностадийном выще-
лачивании в мельницах) и <6—8 мм (при двустадийном выщела-
чивании в трубчатых аппаратах — первая стадия и мельницах —
вторая стадия). Бокситовые спеки дробят до крупности 6—8 мм.

Существующие способы выщелачивания подразделяются на
проточные, агитационные и комбинированные — сочетающие два
первых способа. Для выщелачивания кускового бокситового

спека применяют аппараты проточного типа с неподвижным слоем
материала; для выщелачивания кускового нефелинового и шламо-
вого спеков — проточные аппараты с движущимся слоем. Мелкий
спек выщелачивают в мельницах одновременно с его размолом.

В зависимости от крупности, удельной поверхности, пористости
спека, температуры и состава раствора процесс выщелачивания
алюминатного спека может лимитироваться одной из следующих
двух стадий: 1) внешней диффузией растворителя и продуктов
реакций в объеме раствора; 2) внутренней диффузией раствори-
теля и продуктов реакций в порах спека.
для частиц крупностью

Поток раствора

Рис. 79. Модель выщелачивания
гранулы спека:

Фм — молекулярный диффу-
зионный поток из непроницае-
мой области; Фк — принуди-
тельный конвективный поток
раствора в поре; 1 — непрони-
цаемая область с эквивалентным
диаметром ^ЭКв> 2 — микро пор а
с г < 0,2 мкм; 3 — сквозная
микропора с г > 10 мкм

Детальное исследование кинетики выщелачивания алюминат-
ных спеков [90] позволило установить, что для частиц крупностью
>0,5 мм процесс лимитируется внутридиффузионным переносом,
—0,5 +0,05 мм — внутри- и внешне-
диффузионным переносом, а для ча-
стиц <+,05 мм — внешнедиффузион-
ным переносом. Скорость химического
растворения алюминатов щелочных ме-
таллов очень высока и не лимитирует
процесс выщелачивания.

Учитывая, что основное количество
частиц выщелачиваемых спеков имеет
размеры >0,05 мм, рассмотрим кине-
тику выщелачивания для случая, когда
процесс лимитируется внутридиффу-
зионным переносом [90].

На рис. 79 представлена модель
частиц спека, состоящая из многих не-
проницаемых областей 1 с условными
эквивалентными диаметрами d3KB и
микропор 2 и 3 различных размеров.
Внутридиффузионный перенос вещества
от границы растворения к поверхности
частицы складывается из двух стадий:
1) молекулярного переноса от границы
растворения к поверхности сквозных

пор (Ф«) и 2) принудительного (конвективного) переноса ве-
щества в сквозных порах к поверхности частицы (Фк).

Скорость внутридиффузионного массообмена в целом лимити-
руется стадией молекулярного переноса (первой стадией). По-
этому для кинетики выщелачивания кускового пористого спека
имеет значение не крупность его куска, а размеры той его непро-
ницаемой части, в которой перенос осуществляется за счет моле-
кулярной диффузии, т. е. размеры частей с эквивалентным диа-

III

Рнс. 80. Номограмма определения
^экв и максимального извлечения
глинозема из спека:

/ — зависимость изменения диамет-
ра непроницаемой частицы W.3KB мм)
от крупности спека мм) и усло-
вий гидродинамики выщелачивания
при постоянной его пористости:
1 — без перемешивания; 2 — при
перемешивании мешалкой; 3 — при
скорости движения раствора 60 м/ч;
4 — при скорости 240—300 м/ч;
II — влияние пористости спека
(е', %) на J3KB; III — зависимость
извлечения А12О3 (»[_._„) от d

IlloA CJrktj
метром d3KB (см. рис. 79). И лишь при очень малой пористости
спека, когда сквозных пор мало или они отсутствуют вовсе, опре-
деляющим является диаметр всего куска спека.

На основании данных о коэффициенте диффузии алюмината
натрия в пористом теле и в результате решения кинетических
уравнений выщелачивания вычисляют [90] величины эквивалент-
ного диаметра непроницаемых частей кускового спека d3KB.

По экспериментальным расчетным данным В. Я- Абрамовым
построена номограмма (рис. 80) для определения максимального
технологического извлечения алюмината натрия из алюминатного
спека в зависимости от среднего диаметра частиц спека, интенсив-
ности перемешивания раствора, пористости спека и эквивалент-
ного диаметра непроницаемых его частей. Порядок определения
извлечения показан на рисунке пунктирной линией. Для сильно
оплавленных спеков, независимо от скорости перемешивания
раствора относительно спека, нужно пользоваться только кривой 1
квадрата I. На рисунке, например, пунктирной линией показано,
что из спека со средним диаметром 8 мм при скорости движения
раствора относительно спека 60 м/ч и при пористости материала
40% можно извлечь 80% А12О3. Таким же образом можно опре-
делять величину извлечения для других условий качества спека
и выщелачивания.

АППАРАТУРА ДЛЯ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
БОКСИТОВЫХ СПЕКОВ

Как уже было сказано, бокситовые спеки, содержащие боль-
шое количество растворимых фаз (алюминатов и ферритов натрия),
в процессе выщелачивания значительно диспергируют. Если такой
спек измельчать или сильно ворошить в процессе выщелачивания,
то образующийся тонкий шлам очень трудно отделить от раствора.
Кроме того, поскольку растворы после выщелачивания бокситов
достаточно крепки (140—150 г/л А1аО3), то в присутствии больших
количеств тонкого шлама значительно увеличатся вторичные
потери. Поэтому бокситовые спеки выщелачивают в проточных
аппаратах, где слой спека неподвижен, а через него движется
раствор.

Для выщелачивания бокситовых спеков применяют диффу-
зоры, ленточные перколяторы и вертикальные аппараты.

Диффузор (рис. 81) представляет собой емкость из стального
клепаного или сварного корпуса цилиндрической формы с кону-
сами вверху и внизу, с загрузочным и разгрузочным люками.
Люки закрываются откидными крышками, управление которыми
осуществляется при помощи прижимных устройств. Нижняя
откидная крышка снабжена металлической решеткой, перекрыва-
емой железной сеткой, на которую загружается кусковой спек.
Растворитель (промывная вода) подается снизу диффузора и про-
213
4

Рис. 81. Схема диффузора:

1 — корпус; 2 — коиус; 3 — за-
грузочный люк и 4 — разгру-
зочный люк; 5 — откидные
крышки; 6 — прижимное уст-
ройство; 7 — решетка

ходит через слой спека, выщелачивая его. Алюминатный раствор
выводится из диффузора сверху.

Выщелачивание ведется в батарее диффузоров, состоящей
из 12—16 аппаратов, соединенных последовательно. В последний
(хвостовой) диффузор с полностью выщелоченным спеком по-
дается для окончательной промывки кускового шлама чистая
горячая вода. Выводимая сверху слабая промывная вода подается
по соединительной трубе в соседний,
предпоследний диффузор и т. д. Рас-
творитель, проходя батарею аппара-
тов, насыщается алюминатом натрия
и щелочью и выходит из первого (го-
ловного) диффузора, заполненного све-
жим спеком. После выдавливания
алюминатного раствора из головного
аппарата хвостовой диффузор отклю-
чают и из него выгружают шлам через
нижний люк, а подачу чистой горя-
чей воды переключают на предпослед-
ний аппарат, который становится хво-
стовым. Диффузор, бывший хвостовым,
после выгрузки из него шлама загру-
жают свежи.м спеком, и этот диффузор
подключают к батарее в качестве голов-
ного.

Таким образом, каждый диффузор
в батарее бывает головным, промежу-
точным и хвостовым. Необходимая
связь между отдельными диффузорами
обеспечивается сложной системой тру-
бопроводов с запорной арматурой.

В связи с тем что растворитель в про-
цессе выщелачивания разогревается
за счет экзотермической реакции гид-
ролитического разложения феррита нат-
рия, в батарее диффузоров имеются спе-
обеспечивающие нормальный темпера-

турный режим выщелачивания (75—80 С). Холодильники рас-
полагаются после третьего или четвертого диффузора и предста-
вляют собой емкости с перемешивающими устройствами и змееви-
ками, по которым подается холодная вода.

Диффузор работает в периодическом режиме, производитель-
ность промышленных диффузорных батарей по спеку равна 10—
30 т/ч. Продолжительность выщелачивания и промывки 4—5 ч.
Высота диффузоров 5—6 м, диаметр 1,5 м, объем 6—7 м3.

Выщелачиванием бокситового спека крупностью <8 мм в бата-
рее диффузоров получают крепкие алюминатные растворы кон-
центрацией А12Оз 140—150 г/л и с небольшим содержанием твер-
214

циальные холодильники,
дой взвеси шлама (до 3 г/л). Извлечение из спека в раствор высо-
кое — 83—85% А12Оз и 86—92% Na2O. Несмотря на эти досто-
инства, выщелачивание спека в диффузорных батареях для боль-
шого производства малоэффективно вследствие периодической ра-
боты и низкой производительности аппаратов, а также значитель-
ных затрат ручного труда при загрузке и выгрузке материала.
Диффузоры могут быть использованы лишь при переработке не-
больших количеств спека.

Производительность диффузорной батареи рассчитывается
по формуле

Q УКзРн

(194)

где Q — производительность по спеку, т/ч; V — объем диффу-
зора, м3; К3 — коэффициент заполнения аппарата спеком (0,80—
0,85); рн — насыпная плотность спека, т/м3; т — продолжи-
тельность выщелачивания (время одного оборота диффузора), ч.

Рис. 82. Схема ленточного
выщелачивателя:
/ — бункер для спека;
2 — питатель; 3 — контей-
нер; 4 — вал; 5 — цепь;
С — спек; КР — крепкий
алюминатный раствор; Ш —
шлам; ВГ — вода горячая;
ВШ — шламовая вода; П-1,
П-П, П-111 — первая, вто-
рая и третья промводы

Ленточный (перколяцонный) выщелачиватель (рис. 82) пред-
ставляет собой цепной транспортер с установленными на нем кон-
тейнерами — металлическими ящиками размером 1,95 X 5,0 X
X 2,0 м. Контейнеры разделены перегородками на пять отсеков.
В каждом отсеке на расстоянии 200—250 мм от днища укреплена
съемная щелевидная сетка со щелью размером 3 мм. В подсеточном
пространстве отсеки сообщаются между собой и имеют выход
для промывных вод и раствора через специальные две «утки»,
расположенные на одной из боковых сторон контейнера. Верхний
конец «утки» находится на высоте 1180 мм от дна контейнера.
Промышленный аппарат имеет 66 контейнеров, из которых 31 —
со спеком (это — рабочие контейнеры).

Спек загружается в контейнеры с помощью специального сек-
ционного питателя — цилиндрического барабана, разделенного
поперечными перегородками на пять секций соответственно числу
отсеков контейнера. Объемы секций барабана подобраны таким
образом, что обеспечивают горизонтальное расположение спека
215
в контейнере слоем в 1 м. Вал питателя с помощью цепной пере-
дачи связан с натяжным валом выщелачивателя так, что за время
прохождения под питателем контейнера питатель совершает один
оборот.

Раствор в контейнеры подается через трубы, отходящие от
общего коллектора. Весь узел подачи растворителя разделен
на ряд самостоятельных зон (секций), объединяющих 3—5 рабочих
контейнера. Для сбора растворителя вдоль всего аппарата про-
ходит желоб, разделенный перегородками на участки. Раствор
с каждого участка желоба самотеком поступает в определенный
зумпф.

Шлам разгружается при опрокидывании контейнера в момент
перехода его с рабочей ветви в холостую. Выгружаемый шлам
падает на пандус, откуда смывается водой в приямок, и насосами
подается на шламовое поле. Для промывки сеток контейнеров
после их разгрузки под аппаратом установлен ряд сопел, через
которые подается вода под давлением.

Процесс выщелачивания на перколяционном аппарате осу-
ществляется по принципу противотока методом просачивания
растворителя через слой спека (шлама), раздробленного на куски
крупностью <Г6—8 мм и неподвижно лежащего на сетке. В по-
следнюю по ходу движения спека зону аппарата подается горячая
вода. Пройдя через слой выщелоченного материала, слабая пром-
вода через «утки», сборный желоб и зумпф насосами подается
в предпоследнюю зону и т. д. Таким образом, горячая вода, а затем
промвода последовательно проходят через все зоны, и из первой
(головной) зоны выводится алюминатный раствор. В предголовную
зону вводится содощелочной раствор для обеспечения требуемого
каустического модуля алюминатного раствора.

Перколяционный выщелачиватель очень чувствителен к сте-
пени равномерности распределения спека по всему сечению кон-
тейнера как по высоте слоя, так и по гранулометрическому составу,
причем в большей степени, чем диффузор, где также имеет место
классификация спека при загрузке. Скопление мелких фракций
в контейнерах приводит к образованию прочных уплотнений,
препятствующих нормальному, равномерному прохождению рас-
твора по всему сечению контейнера, а иногда и к абсолютной
непроницаемости слоя. При больших уплотнениях возможны
простои выщелачивателя, поэтому загрузочное устройство должно
строго обеспечивать равномерность спека по сечению контейнера.

Координальным мероприятием по обеспечению равномерности
распределения спека в контейнерах и диффузорах по крупности
следует считать отсев мелких фракций (менее 1—2 мм) от основ-
ной части материала на грохотах перед подачей его в аппараты.
Этот технологический прием обеспечивает нормальную работу
ленточного перколятора и диффузорной батареи,"значительно
увеличивает их производительность и существенно’ снижает за-
растание аппаратов и особенно подсеточного пространства.
Ниже приведены некоторые технические данные промышлен-
ного ленточного выщелачивателя, применяемого на одном из оте-
чественных глиноземных заводов:

Длина, м ...................................... . 72,7

Ширина общая (включая привод), м 10,0

Ширина, м................................ ... 6,0

Высота общая, м.......................... ... 11,00

Высота собственно аппарата, м . . . . . . 9,2

Скорость движения контейнеров, м/мин . . 0,07—0,22

Масса металлоконструкций, т...................... 1185

Общая установленная мощность двигателей, кВт . 2681

Расчетная производительность по спеку, т/ч .... 100

Стабилизация работы ленточного выщелачивателя обеспечи-
вается при выдерживании постоянного температурного режима
процесса в отдельных зонах, что достигается подогревом промыв-
ных вод последних зон паром, контроле скорости движения ленты
с контейнерами, определяющей необходимое время выщелачива-
ния и промывки, а также при строгой организации ввода и отвода
растворителя.

Ленточные выщелачиватели — высокопроизводительные аппа-
раты непрерывного действия, характеризующиеся благоприят-
ными условиями труда и сравнительно малыми трудовыми затра-
тами. Это — хорошо механизированные аппараты и легко под-
дающиеся автоматизации. Однако они очень громоздки, металло-
емки, сложны конструктивно, склонны к забиванию шламом и
хорошо работают только при отсутствии в спеке мелких фракций.

Производительность ленточного выщелачивателя рассчиты-
вается по формуле

Q = 1рлС)01- , (195)

где Q — производительность по спеку, т/ч; V — объем секций
питателя, м3; рн — насыпная плотность спека, т/м3; v — скорость
движения ленты, м/мин; п — ширина контейнера, м.

Производительность действующего аппарата находится в за-
висимости только от скорости движения ленты (при постоянном
гранулометрическом составе спека). Так, для ленточного выщела-
чивателя длиной 73 м, шириной 6 м и высотой 11 м с контейнером
размером 2 X 2 X 5 м при объеме секций питателя 10 м3 и насып-
ной плотности спека 1,5 т/м3 производительность аппарата соста-
вляет 36 т/ч при минимальной скорости движения ленты 0,08 м/мин
и 100 т/ч — при максимальной скорости 0,22 м/мин.

Вертикальный выщелачиватель в отличие от диффузора пред-
ставляет собой аппарат для непрерывного проточного выщелачи-
вания алюминатных спеков в плотном движущемся слое. На
рис. 83 представлена схема опытного образца вертикального
аппарата производительностью по спеку до 20 т/ч, разработанного
сотрудниками ВАМИ и ВАЗа. Аппарат состоит из следующих
основных узлов: бункера для спека, питателя, вертикальной трубы
для выщелачивания, секторного раз.гружателя шлама и гидравли-
ческой системы подачи в выщелачиватель горячей и холодной
воды и маточного раствора. Вертикальная труба имеет переменное
по высоте сечение и состоит из нескольких цилиндрических уча-
стков различных диаметров, соединенных усеченными конусами.

Этим обеспечивается увеличе-
ние скорости восходящего
потока по мере повышения кон-
центрации алюминатного рас-
твора.

По высоте аппарата преду-
смотрена организация попереч-
ных перекачек, обеспечивающих
выравнивание концентрации
раствора по сечению. Для ре-
гулирования температурного
режима установлена наружная
водяная рубашка. Горячая вода
для выщелачивания закачи-
вается через патрубок под ко-
нус, чем обеспечивается равно-
мерный вход жидкости по се-
чению.

Гидравлический затвор в
зоне выгрузки шлама из аппа-
рата обеспечивается при закачке
холодной воды под вспомога-
тельный конус, расположенный
ниже конуса, под который по-
дается горячая вода (см. рис. 83).
Регулирование гидравличе-
ского режима осуществляется
изменением подачи холодной
воды по разнице температур
воды, отходящей через узел раз-
грузки, и воды в промежуточ-

ной зоне между конусами. Шлам выгружается из аппарата
с помощью секторного разгружателя.

Устойчивость гидравлического режима аппарата является
основой стабильности его работы. Эта проблема решается увели-
чением скорости движения раствора в некоторых частях аппарата
за счет изменения формы и размеров внутренней его конструкции,
чему способствует установка в цилиндрической части и на грани-
цах участков выщелачивателя усеченных конусов, сужений,
а также перекачка растворов.

Вертикальный выщелачиватель обеспечивает получение креп-
ких и относительно чистых по твердой взвеси алюминатных рас-
218

[Алюминатный

раствор

Вована
смыв шлама

Горячая
вора

Рис. 83. Принципиальная схема вертикаль-
ного выщелачивателя

1 — корпус; 2 — секторный разгружатель
шлама; 3 — бункер спека; 4 — шибер
творов (—150 г/л АкОз) с высоким извлечением полезных компо-
нентов из спека (86—88% АкОз и 90—93% NazO). Но промышлен-
ная конструкция этих высокопроизводительных аппаратов тре-
бует доработки.

На основании данных эксплуатации опытных образцов вер-
тикального выщелачивателя производительность его по спеку
(Q, т/ч) ориентировочно может быть рассчитана по формуле

Q = (196)

где D — средний диаметр аппарата, м; Н — рабочая высота аппа-
рата, м; рн — насыпная плотность спека, т/м3; т—продолжи-
тельность выщелачивания, ч.

АППАРАТУРА ДЛЯ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
НЕФЕЛИНОВЫХ И ШЛАМОВЫХ СПЕКОВ

Нефелиновые и шламовые спеки выщелачивают в одну или
в две стадии. Одностадийное агитационное выщелачивание осу-
ществляют одновременно с мокрым размолом спека до тонкого
порошка в шаровых или стержневых мельницах, а двустадийное
(проточно-агитационное выщелачивание) — в трубчатых аппара-
тах на первой стадии и в мельницах — на второй. Конечным про-
дуктом обеих схем выщелачивания является суспензия, состоящая
из белитового шлама крупностью 0—1 мм и алюминатного раствора
концентрацией АкОз 80—100 г/л — при одностадийной схеме
и 20—40 г/л — при двустадийной.

. Барабанные мельницы для мокрого размола спека и выщелачи-
вания применяют двух типов: шаровые и стержневые. Это —
обычные короткие однокамерные мельницы, широко распростра-
ненные для размола различных сырьевых материалов. Мельницы
для размола спека (в одностадийной схеме) работают в замкнутом
цикле с классификаторами (чаще спиральными), а мельницы для
размола шлама или для недовыщелоченного спека (в двустадийной
схеме) работают обычно в открытом цикле, без классификации.

Мельницы для размола спека и шлама должны обеспечивать
получение по возможности более однородного по крупности
измельченного материала с минимальным количеством ила (тон-
ких фракций менее 0,02—0,03 мм). Желательно получать частицы
размером 0,03—0,50 мм, так как более тонкий шлам трудно от-
делить от раствора, что приведет к повышенным вторичным по-
терям глинозема и щелочи, а из более крупных частиц полезные
компоненты могут не успеть извлечься. Равномерный помол
и малое содержание тонких частиц шлама особенно важно при
размоле спека в концентрированном алюминатном растворе по
одностадийной схеме. Этому способствует следующее: увеличение
размера шаров или использование в качестве мелющих тел стерж-
ней разного диаметра, работа мельниц на максимальной произ.
водительности, повышение угла наклона классификатора с вы-
пуском более крупных частиц со сливом и др. Конструкции мель-
ниц подробно описаны в специальной литературе [37, 91 ].

Для выщелачивания спеков применяют короткие шаровые
или стержневые мельницы с L : D = 1,5-ь2,0. В шаровых мель-
ницах используют стальные шары диаметром 25—150 мм, кото-
рыми барабан заполняют примерно наполовину. Для эффектив-
ного измельчения необходимо, чтобы число оборотов шаровой мель-
ницы обеспечивало такой режим, при котором шары, поднявшись
до определенной высоты по круговым траекториям, падали по
параболическим траекториям. В этом случае материал измель-
чается в основном от удара шаров, а отчасти истиранием.

Число оборотов шаровых мельниц («, мин-1) зависит от вну-
треннего диаметра барабана (D, м):

и = 32 VD.

Для эффективной работы шаровые мельницы загружают как
крупными шарами для измельчения крупных кусков спека, так
и шарами среднего и мелкого размеров—для истирания мелких
зерен. По мере износа шаров (уменьшения их диаметра) в мель-
ницу периодически добавляют крупные шары. Между диаметром
максимального шара (dui) и максимальным размером кусков спека
(dc) существует следующая эмпирическая зависимость-

4, = 6,03-1/4.

Мощность двигателя мельницы (N, кВт) может быть при-
ближенно определена по формуле

N = 6,lm]^D ,

где т — масса мелющих тел, т; D — внутренний диаметр бара-
бана, м.

Стержневые мельницы по конструкции близки к шаровым
с центральной разгрузкой без диафрагмы. В качестве дробящих
тел используются стальные стержни, диаметр которых 40—
100 мм, а длина на 25—50 мм меньше длины барабана мельницы.

Измельчение спека в стержневых мельницах осуществляется
ударом, раздавливанием и истиранием при перекатывании стерж-
ней. Скорость вращения таких мельниц на 25—30% меньше, чем
шаровых; при этом стержни перекатываются без свободного паде-
ния (в отличие от шаров); масса загрузки (стержнями) на 20—
25% больше, чем в шаровых мельницах.

Ниже приведены некоторые технические данные стержневой
мельницы МСЦ — 2,7 X 3,6, применяемой для выщелачивания
спеков:

Диаметр барабана, м . 2,7

Длина барабана, м.................................... 3,6

Габаритные размеры мельниц, м:
длина............................................... 11,0
высота .......... .... ........ 5,1

ширина........................................... 5,4

Наименьший рабочий объем, м3....................... 17,7

Число оборотов барабана в мин...................... 15,6

Масса стержневой загрузки (при 45% заполнении), т 44

Размер стержней, м:
диаметр ........................................ 0,065—0,080

длина............................................. 3,5

Масса мельницы без стержневой загрузки, т . . 85,5

Производительность мельниц обычно рассчитывают по вели-
чине экспериментальной (известной) удельной производительности
(на единицу объема) qK мельницы, работающей на таком же или
аналогичном материале. Удельная производительность рассчиты-
ваемой мельницы q составит:

q — <7и (Ж>„)05,

Рис. 84. Трубчатый выщелачиватель:

1 — вращающийся барабан; 2 — винтовая спираль; 3 — спековая течка; 4 — загру-
зочная головка; 5 — кольцевой полочный элеватор; 6 — зубчатое колесо; 7 — ковш;

8 — мельница; РО — раствор оборотный; ВГ — вода горячая

а полная ее производительность

Q = qV,

где D, Dv — соответственно диаметры рассчитываемой и известной
мельниц, м; V — объем рассчитываемой мельницы, м3.

По двустадийной схеме выщелачивания нефелиновых и шламо-
вых спеков на первой стадии выщелачивают кусковой материал
крупностью 6—8 мм проточным способом в трубчатых аппаратах.

Трубчатый выщелачиватель (рис. 84) представляет собой сталь-
ной барабан диаметром 3—5 м и длиной 30—50 м, вращающийся
с помощью привода через венцовую шестерню. Барабан опирается
бандажами на роликовые опоры и имеет наклон 3—5° в сторону
загрузки спека.

Спек выщелачивается по принципу противотока. Он транс-
портируется вдоль барабана при помощи винтовой спирали, при-
варенной внутри него. Спираль бывает двух- и трехзаходной
в зависимости от отношения шага спирали к диаметру барабана.
Между перегородками винтовой спирали (кроме первых двух —
трех витков) приварены полки, препятствующие сползанию массы
материала по корпусу барабана. Для перетока растворителя,
поступающего с другого конуса аппарата через слой материала,
витки спирали имеют по три отверстия, которые смещены отно-
сительно друг друга.

Спек подается в аппарат вибропитателем через неподвижную
загрузочную головку с течкой. Разгрузка шлама из аппарата
осуществляется кольцевым полочным элеватором, приваренным
соосно к корпусу барабана. Для предотвращения перелива рас-
твора в разгрузочной части выщелачивателя установлена диаф-
рагма, высота которой на 100—150 мм больше высоты спирали.
Через разгрузочную головку поступают оборотный раствор для
выщелачивания и горячая вода для промывки шлама.

В процессе работы трубчатых аппаратов в глиноземном произ-
водстве происходит зашламление их межвиткового пространства
в зоне активного выщелачивания, приводящее к снижению произ-
водительности аппарата и выносу из него крупных фракций со
сливом. Особенно интенсивно выщелачиватель зарастает при оста-
новках, поэтому перед длительными остановками аппарат обяза-
тельно следует прокручивать до полного освобождения от шлама,
а перед непродолжительными — прокручивать аппарат время
от времени.

При наличии частых остановок трубчатого выщелачивателя
происходит также зарастание кольцевого полочного элеватора.
Менее, подвержены зарастанию кольцевой элеватор с одной —
тремя полками (в зависимости от числа заходов спирали) или кони-
ческая разгрузка, представляющая собой конус со спиралью,
приваренной соосно к корпусу барабана (на рис. 84 показаны обе
конструкции разгрузочного устройства).

Трубчатые выщелачиватели — непрерывно действующие вы-
сокопроизводительные хорошо механизированные аппараты; они
закрыты, поэтому характеризуются нормальными санитарно-гиги-
еническими условиями работы. Однако эти аппараты громоздки,
металлоемки и применимы только для достаточно пористых,
но прочных спеков. Серьезным недостатком трубчатых выщелачи-
вателей является вынос тонких фракций материала со сливом
алюминатного раствора. Величина выноса зависит от прочности
спека, содержания в нем пылевых фракций и конструктивных
параметров аппарата, что необходимо учитывать при расчете труб-
чатого выщелачивателя. Содержание твердой взвеси в сливе рас-
твора находится обычно на уровне 15—25 г/л (при рыхлом спеке
достигает 30 г/л).

Приведем некоторые технические данные широко применя-
емого в практике трубчатого выщелачивателя диаметром 3,6 м,
длиной 45 м и углом наклона 5°: мощность электродвигателя
125 кВт; число оборотов в минуту — переменное, регулируется
путем замены шестерни редуктора и может составлять 0,42; 0,625
и 1,0; производительность 96 т/ч при скорости вращения
222
0,625 об/мин. Продолжительность пребывания материала в аппа-
рате при скорости вращения 0,625 об/мин составляет 30 мин.
Основные конструктивные характеристики трубчатых выщелачи-
вателей приведены ниже:

Диаметр D, м ......... 3,6 3,6 3,6 3,6 2,5 1,6 3,6 1,0 2,0 3,6 3,6

Длина L, м ............... 60 60 60 40 21 11 36 8 21 40 45

Шаг спирали ft, м .... 1,2 2,4 0,6 0,6 0,5 0,4 1,8 0,3 0,5 2,4 2,4

Высота спирали Н, м . . 0,9 1,0 0,9 0,9 0,65 0,4 0,9 0,15 0,5 1.0 0,9

Заходность спирали / ..1211 — 12 — 123

Производительность трубчатого аппарата рассчитывается по
формуле [90 ]

Q = 47,2£>2фАЛпрн, (197)

где Q — производительность по спеку, т/ч; D — внутренний диа-
метр аппарата, м; h — шаг винтовой спирали, м; п — скорость
вращения, об/мин; рн — насыпная плотность спека, т/м3; ф —
коэффициент заполнения чистого аппарата твердым материалом;
k — коэффициент снижения транспортной способности аппарата.

Степень заполнения выщелачивателя спеком в процессе его
работы снижается против теоретической величины ф вследствие
расположения материала в витках под углом естественного откоса,
пересыпания материала из витка в виток через переточные отвер-
стия и за счет полок. Поэтому в формулу производительности
введен коэффициент снижения транспортной способности аппа-
рата k, который, по данным практики, равен 0,75—0,80.

Продолжительность выщелачивания твердого материала
в трубчатом аппарате определяется по формуле

_ ^-раб
htiGO ’

где Lpa6 — длина аппарата, заполненная материалом; h — шаг
спирали; п — число оборотов в минуту'.

Выбор основных соотношений конструктивных параметров
трубчатого аппарата должен производиться на основании взаимо-
связи их с кинетикой процесса выщелачивания, разрушением
и выносом твердой фазы из аппарата с алюминатным раствором.

В результате теоретического анализа массопередачи извле-
каемых компонентов в трубчатом аппарате В. В. Борзенко полу-
чено общее дифференциальное уравнение процесса извлечения их
из полидисперного пористого спека

%- =----!—(с0-св-^-^-У (198)

dt p,i + рв \ Уна dt Г

где dy — приращение извлечения компонентов из слоя материала
в движущийся по аппарату раствор за время dr; рн, рп — сопро-
тивление, оказываемое процессу выщелачивания соответственно
внешне- и внутридиффузионными областями:

р = а • р __________1_______ 4 =___е* + ЕР

РГ Рв у D3i3AJ0iPi ' (1-е0)рьс ’

Ci, св, с0 — соответственно концентрация извлекаемого компонента
на поверхности слоя, в потоке раствора и концентрация насыще-
ния; рн — насыпная плотность спека; £ — порозность (пористость)
слоя материала; Р, относительное количество в спеке частиц
с радиусом Рэ/; Р — коэффициент массоотдачи компонента с по-
верхности слоя материала в движущийся по аппарату раствор;
f - удельная поверхность контакта слоя материала с движу-
щимся по аппарату раствором; D3 — эффективный коэффициент
диффузии; Jo — величина, характеризующая положение границы
насыщенного раствора внутри частиц спека в момент времени т
и равная отношению расстояния от центра частицы до границы
насыщенного раствора к радиусу частицы; а — содержание диф-
фундирующего компонента в исходном спеке; ео, ек, ер - соот-
ветственно общая, кажущаяся пористость спека и увеличение
пористости за счет растворения.

Соотношение численных значений рн, рв определяет скорость
процесса выщелачивания. Если на протяжении всего процесса
Рв Ри» то скорость выщелачивания определяется только процес-
сами, протекающими внутри частиц спека и не зависит от внеш-
них факторов. В этом случае для спека с определенными физико-
химическими свойствами скорость процесса максимальна и
сп «== Q. При значениях р„, соизмеримых с рь, скорость умень-
шается.

Величина внешнедиффузионного сопротивления (ри) обратно
пропорциональна произведению коэффициента массоотдачи
и удельной поверхности контакта слоя материала с движущимся
раствором (Р/), которое является основным фактором, определя-
ющим влияние конструкции и режима работы трубчатого аппарата
на скорость процесса выщелачивания.

Расчет коэффициента массоотдачи (Р) возможен, если известна
зависимость между безразмерными критериями, определяющими
массоотдачу с поверхности слоя в движущийся по аппарату рас-
твор. В. В. Борзенко установлено, что для геометрически подоб-
ных моделей трубчатых аппаратов экспериментальная зависи-
мость критерия Стентона (St) от критерия Рейнольдса (Re) при
постоянной вязкости (критерий Прандтля) не изменяется и что
гидродинамические условия в трубчатом аппарате отвечают об-
ласти автомодельности, так как величина Re в них больше 2,3 X
X 104. В связи с этим для трубчатых аппаратов St зависит только
от значений симплексов геометрического подобия и в общем случае
может быть выражен уравнением
где Н — высота винтовой спирали; h — шаг винтовой спирали;
I — заходность винтовой спирали; D — диаметр аппарата; ip —
коэффициент заполнения аппарата; klt р, t, f — коэффициенты,
определяемые экспериментальным путем.

По В. В. Борзенко, для применяемых и проектируемых аппа-
ратов с HID = h/lD = 0,25 выражение (199) принимает вид

St=-7£-=H0'5, (200)

k'cp

где Ucp — скорость потока раствора в среднем сечении витка спи-
рали аппарата; k — коэффициент пропорциональности (для суще-

ствующих конструкций равен
0,16).

Уравнения (198) и (200) по-
зволяют не только проанализи-
ровать влияние конструктив-
ных параметров аппарата и
физико-химических свойств
спека на кинетику процесса
выщелачивания, но и произвести
расчет (с помощью метода ко-
нечных разностей) извлечения
выщелачиваемых компонентов
и концентрацию раствора
внутри трубчатого аппарата.

На рис. 85 представлены
теоретические и эксперимен-
тальные кривые изменения кон-
центрации жидкой фазы в слое
материала (сг, кривая 7) и
в потоке раствора (кривая св)
для трубчатого аппарата диа-
метром 2 м при р/ = 2,5 х
X 10*6 м3/(кг-с) при выщела-

Рис. 85. Изменение концентрации раствор а
со временем при выщелачивании спека
в горизонтальном трубчатом аппарате

чивании нефелинового спека крупностью <8 мм. Там же (кри-
вая 2) показано теоретическое изменение концентрации А12О3

для случая, когда внешнедиффузионная область не оказывает
влияния на процесс (рв >> рн). Сравнение кривых показывает, что
существующие конструкции трубчатых аппаратов имеют значи-

тельный резерв увеличения скорости процесса выщелачивания.

Как уже отмечалось выше, основной недостаток трубчатых
выщелачивателей — это большой вынос тонких фракций спека
и шлама со сливом. Величина выноса q (% от массы спека) опре-
деляется содержанием тонких классов в исходном спеке qr и обра-

зованием их в процессе выщелачивания вследствие механического
разрушения (истирания) материала q2;

Я = <71 + Чг-

8 н. И. Еремин н др.
Величина q2 зависит от удельной работы, затрачиваемой на
трение при передвижении единицы количества материала вдоль
аппарата, которая в свою очередь определяется конструктивными
параметрами выщелачивателя. Экспериментально установлено
190, с. 117 J, что для промышленных трубчатых аппаратов с коэф-
фициентом заполнения ф <0,15 и h <;0,7£>:

q2 — KmD,

где К — коэффициент, зависящий от физических свойств спека
(для бокситовых спеков К = 0,125, для нефелиновых и шламовых
спеков 0,033); т — число витков в аппарате; D — внутренний
диаметр аппарата.

Таким образом, общий вынос твердой взвеси со сливом алюми-
натного раствора составляет:

q = q±-\- KmD. (201)

На практике он составляет для нефелиновых и шламовых спе-
ков 10—30 г/л, для бокситовых спеков 30—60 г/л. Более крупные
частицы взвеси отбивают в гидроциклонах (примерно 50% от
общего содержания твердого в алюминатном растворе, выходящем
из трубчатого аппарата).

АППАРАТУРНЫЕ СХЕМЫ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
БОКСИТОВЫХ СПЕКОВ

Аппаратурные схемы выщелачивания спеков включают систему
подачи материалов в выщелачиватель, сам аппарат для выщела-
чивания и аппараты для отделения и промывки шлама.

Перед подачей на выщелачивание бокситовые спеки дробят
до крупности 6—8 мм в дробилках, работающих в замкнутом
цикле с грохотами. Дробленый кусковой материал подается не-
посредственно в выщелачиватель питателем (шнековым, лотковым,
качающимся и др.).

Как было сказано, показатели выщелачивания и производи-
тельность аппарата для проточного выщелачивания кускового
бокситового спека существенно снижаются в присутствии его
тонких классов (<4-—2 мм), поэтому радикальным мероприятием
по интенсификации передела выщелачивания является отсев этой
мелочи на грохотах с последующим раздельным выщелачиванием
спека крупностью 1—8 мм — в проточном аппарате и круп-
ностью < 1 мм — в мешалках с отделением и промывкой тонкого
шлама в самостоятельной ветви.

Оптимальной и универсальной аппаратурной схемой выщелачи-
вания бокситовых спеков является схема, изображенная на
рис. 86. Обязательным условием работы этой схемы должно быть

1 Певзнер И. 3., Абрамов В. fl., Канторович Н. М. Авт. свид. № 220250 —
«Изобретения, пром, образцы, тов. знаки», № 20, 1968, с. 14.
выщелачивание мелкого спека в мешалках очень слабыми раство-
рами (промводами) при большом отношении ж : т с целью получе-
ния слабых алюминатных растворов (с20—30 г/л А12Оа). Это
обеспечит, во-первых, минимальные вторичные потери глинозема
и щелочи при активном перемешивании шлама в мешалках и в аппа-
ратах его отделения и промывки, а, во-вторых, улучшит и ускорит
отделение тонкого шлама от раствора.

Бокситовый спек

Дробление

Г рохочение

Мелкий спек
(< 1—2 мм)

Крупный спек
(> 1 -2 мм)

Горячая вода

Агитационное

выщелачивание

в мешалках

Г зрячая вода

Проточное выщелачивание

и промывка шлама в кусках

Крепким алюминатным
раствор

Пульпа

Отделение и

Промывная вода

Шлам в отвал

Получение As. О<

промывка шлама

фильтрацией

или сгущением

Шлам в отвал Слабый алюминатный

раство[

Рис. 86. Технологическая схема выщелачивания бокситовых спеков

В зависимости от применяемого основного аппарата для выще-
лачивания (диффузора, ленточного перколятора или вертикаль-
ного аппарата) эта схема может иметь различные варианты, обеспе-
чивающие получение наиболее высоких технико-экономических
показателей. Например, при использовании ленточного перколя-
тора, на выщелачивание мелкого спека в мешалках целесообраз-
нее подавать слабую промывную воду, взятую из какой-либо
последней зоны перколятора, а полученную в мешалке выщело-
ченную пульпу либо возвращать в соседнюю зону перколятора,
либо разделять фильтрацией или отстаиванием, и возвращать
чистый слабый алюминатный раствор в соседнюю зону перколя-
тора. Второй способ предпочтительнее, так как мелкий шлам,
хотя и выщелоченный, будет несколько усложнять работу хвосто-
вых зон перколятора.

При применении диффузоров и вертикальных выщелачивателей
для агитационного выщелачивания тонкого спека может быть
отобрана слабая промывная вода из какого-либо хвостового диф-
фузора или с определенного уровня по высоте вертикального
аппарата. Эта промывная вода должна быть возвращена в выщела-
чиватель в виде чистого слабого алюминатного раствора после
отделения и промывки мелкого шлама в самостоятельной ветви.

Некоторую сложность в рассматриваемой схеме представляет
процесс отделения и промывки шлама крупностью <1—2 мм.
Он может быть организован аппаратурно по-разному в зависи-
мости от состава и свойств образующегося шлама и раствора.
Достаточно эффективными аппаратами для разделения таких
суспензий являются фильтры-сгустители и сгустители с крутым
конусом в нижней части.

Рассмотренные выше схемы выщелачивания применимы к пере-
работке бокситовых спеков, в которых кремнезем связан в двух-
кальциевый силикат. В случае спекания высококачественных
бокситов на основе двухкомпонентной шихты в параллельном
варианте способа Байер — спекание, когда кремнезем в спеке
связывают в алюмосиликат натрия, бокситовый спек выщелачи-
вают одновременно с размолом в мельницах и полученную пульпу
разделяют сгущением в самостоятельной ветви или совместно
с байеровским шламом.

АППАРАТУРНЫЕ СХЕМЫ ВЫЩЕЛАЧИВАНИЯ
НЕФЕЛИНОВЫХ И ШЛАМОВЫХ СПЕКОВ

В практике применяются две аппаратурно-технологические
схемы выщелачивания нефелиновых и шламовых спеков: 1) одно-
стадийная агитационная и 2) двустадийная. Каждая схема имеет
различные варианты аппаратурного оформления передела отделе-
ния и промывки измельченного шлама в зависимости от состава
и свойств шламов и концентрации жидкой фазы.

ОДНОСТАДИЙНАЯ АГИТАЦИОННАЯ СХЕМА

Такая схема (рис. 87) включает мокрый размол спека круп-
ностью 20—25 мм с одновременным его выщелачиванием в шаровых
или стержневых мельницах 1, работающих в замкнутом цикле
со спиральными классификаторами 2, а также отделение и про-
мывку тонкого шлама (<1 мм) в противоточной системе фильтров-
сгустителей 3. Размол и выщелачивание ведется на оборотном
растворе, представляющем собой смесь крепкой промводы (слив
228
Рис. 87. Аппаратурно-технологическая схема одностадийного выщелачивания
нефелиновых спеков (ВГ — вода горячая)

первого промывателя) и содощелочного раствора (из отделения
карбонизации). Однако часть оборотного раствора дозируется
в мельницу для обеспечения в ней ж : т = (1 4- 2) : 1, другая
часть — в спиральный классификатор, откуда выходит слив
с ж : т = (3 4- 4) : 1, который передается в мешалку, а из нее
в фильтры-сгустители основной фильтрации. Из них выходит
алюминатный раствор с 80—100 г/л А12О3, ак = 1,45 4- 1,50
и с содержанием твердой взвеси до 3 г/л, который поступает на
обескремнивание.

Выщелачивание и промывку ведут при 70—75° С. В зависи-
мости от принятой концентрации алюминатного раствора про-
мывка шлама может быть шести- или семикратной. Измельченный
до крупности 0—1 мм спек выщелачивается за время пребывания
его в мельнице (4—5 мин), классификаторе (2—3 мин), мешалке
(1—2 мин) и в фильтрах-сгустителях основной фильтрации и пер-
вых промывок. Извлечение полезных компонентов в схеме высокое:
86—88% А12О3 и 85—87% Na2O, что ниже теоретического лишь
на 1—3/6.

Шлам из последнего промывателя выходит с ж : т = (0,7—
0,8) : 1 и содержанием в жидкой фазе Иа2Ообщ 1,5—2,0 г/л и
А12О3 1,0—1,5 г/л. Шлам разбавляется водой в мешалке 4 и пе-
рекачивается на цементное производство.

Одностадийная агитационная схема выщелачивания спеков
аппаратурно проста, универсальна (можно перерабатывать и очень
пористые, и оплавленные спеки), однако имеет следующие недо-
статки: 1) неблагоприятные условия труда в связи с открытыми
поверхностями горячей суспензии в фильтрах-сгустителях и рабо-
той с промывочной соляной кислотой; 2) значительные трудовые
затраты и затраты фильтровальной ткани в связи с быстрым ее
зарастанием и необходимостью частой регенерации соляной кис-
лотой и перезарядкой патронов фильтров.
Резервы повышения показателей и снижения затрат действу-
ющих одностадийных схем заключаются: 1) в организации дву-
стадийного помола спека в двух последовательных мельницах
для осуществления снижения количества отделяемого тонкого
шлама в крепком алюминатном растворе; 2) в применении стерж-
невых мельниц для уменьшения количества самых тонких классов
шлама (<20—40 мкм); 3) в усовершенствовании конструкции
и увеличении поверхности фильтрации фильтров-сгустителей.

От некоторых недостатков этой схемы, связанных с примене-
нием фильтров-сгустителей (большой расход фильтровального
полотна и частая его замена и регенерация), можно полностью
избавиться, если заменить фильтры-сгустители мощными сгусти-
телями особой конструкции (с крутым конусом) [92 ]. Полупро-
мышленные и опытно-промышленные испытания таких сгустите-
лей на ЛОЗ ВАМИ и ПГК дали положительные результаты.

ДВУСТАДИЙНАЯ СХЕМА

Сложность и трудности аппаратурного оформления разделения
суспензий из тонкого шлама и крепкого алюминатного раствора
в одностадийной схеме выщелачивания нефелиновых и шламовых
спеков, а также повышенные вторичные потери глинозема и ще-
лочи в виде гидроалюмосиликата натрия при контактировании
тонкого шлама с таким раствором привели к разработке и при-
менению в промышленности двустадийной схемы (рис. 88). Сущ-
ность двустадийного процесса выщелачивания заключается в ча-
стичном (на 65—80%) извлечении А12О3 и Na2O из дробленого
кускового спека крупностью <6—8 мм (на первой стадии) в аппа-
ратах проточного типа (трубчатых выщелачивателях) с получе-
нием крепкого алюминатного раствора (80—100 г;л А12О3), содер-
жащего по возможности минимальное количество взвеси (10—
15 г/л), направляемого на обескремнивание. Если взвеси будет
больше, то часть ее отбивается в гидроциклонах. Здесь отсутствует
сложный передел отделения больших количеств тонкого шлама
от алюминатного раствора.

Во второй стадии для максимального извлечения полезных
компонентов из спека (из внутренней части кусков) шлам после
трубчатых выщелачивателей измельчают и довыщелачивают
в мельницах с последующим отделением и отмывкой тонкого шлама
(<1 мм) от слабого алюминатного раствора (20—30 г/л А12О3)
либо в системе фильтров-сгустителей, либо на наливных кару-
сельных фильтрах, либо в сгустителях. Если концентрация рас-
твора на второй стадии выщелачивания повышена (при низком
извлечении на первой стадии в случае оплавленных спеков),
то могут оказаться целесообразными комбинированные схемы
отделения и промывки тонких шламов, например, сначала в двух-
трех фильтрах-сгустителях, затем на карусельном фильтре
и др.
Система загрузки кускового спека в трубчатые аппараты пред-
ставлена вибрационным питателем, подающим материал из бун-
керов на ленточный дозатор и далее в течку выщелачивателя.

Двустадийной схемой можно эффективно перерабатывать
только пористый спек (е = 25 ч- 30%), когда извлечение на пер-

Нефелиновым (шламовый) спек

Дробление (до 6 8 мм)

Оборотный
содощелочной

Ah Од цемента

Рис. 88. Технологическая схема двустадийного выщелачивания нефелиновых и шламовых
спеков

вой стадии достигает 70—80%, и на второй стадии получаются
слабые растворы.

Выбор рациональной схемы выщелачивания нефелиновых и
шламовых спеков должен определяться технико-экономическими
расчетами в зависимости от мощности передела и качества спека.
Глава 8

АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ

СХЕМЫ ОБЕСКРЕМНИВАНИЯ
АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ

Выше в гл. 1 было рассмотрено поведение кремнезема в процессе

Байера. В этом процессе при автоклавном вскрытии бокситов
самостоятельный передел обескремнивания алюминатных раство-
ров отсутствует. Очистка растворов от SiO2 происходит на стадиях
автоклавного выщелачивания, разбавления автоклавной пульпы,
отделения и промывки красного шлама в сгустителях. Требуемый
декомпозицией кремниевый модуль раствора (250—350) дости-
гается за счет осаждения гидроалюмосиликата натрия (ГАСН)
на этих переделах.

При безавтоклавном выщелачивании гидраргиллитовых бок-
ситов (в мешалках при атмосферном давлении и t < 105° С) пол-
ностью обескремнить растворы не удается иьпоэтому требуется
дополнительная длительная выдержка разбавленной пульпы для
очистки раствора от кремнезема (3—5 ч при 100—105° С).

В настоящей главе рассматривается процесс обескремнивания
алюминатных растворов, полученных по способу спекания.

После выщелачивания алюминатных спеков образующиеся
алюминатные растворы пересышсны кремнеземом: концентрация
SiO2 в них в несколько раз превышает равновесную концентрацию.
Переход раствора из пересыщенного в настоящее состояние (вы-
держка, перемешивание, ввод затравки, повышение температуры
и т. д.) сопровождается осаждением из алюминатного раствора
ГАСН состава Na2O-Al.2O3-l,7SiO2-H2O.

Глубина обескремнивания раствора за счет осаждения ГАСН
определяется величиной истинной растворимости SiO2 в алюминат-
ном растворе. Эта величина мало зависит от температуры раствора,
а в большей степени — от его концентрации. Например, для не-
фелиновых растворов, содержащих А12О3 80— 100г/л, ак = 1,4 4-
4- 1,5, истинная растворимость SiO2 ГАСН составляет 0,1—
0,2 г/л для температур 95—170° С; истинная растворимость SiO2
ГАСН при этих же температурах для бокситовых растворов со-
става: А12О3 130—150 г/л, ак= 1,4 4-1,6 составляет 0,2 — 0,3 г/л.
Растворы после выщелачивания нефелиновых и бокситовых спеков
содержат соответственно 2 — 3 и SiO2 4 — 5 г/л. На основании
этих данных можно сделать вывод о теоретических возможностях
обескремнивания растворов с выделением ГАСН; оно заканчи-
вается при достижении pSi = 600 4- 700; практически обескрем-
нивают растворы с выделением ГАСН до psl = 300 — 500.
232
Кинетика осаждения ГАСН зависит главным образом от тем-
пературы, а также (в меньшей степени) — от затравки и перемеши-
вания. Положительная роль повышения температуры сводится
к изменению состава кремнеалюминиевых комплексов в растворе,
снижению активности гидратных оболочек вокруг комплексов
и увеличению скорости их объединения с осаждением ГАСН.

При высоких температурах обескремнивания (>170° С) роль
перемешивания раствора и вводимой затравки свежеосажденного
ГАСН (центров кристаллизации) незначительна. Эффективность
влияния этих факторов повышается с понижением температуры.
Например, при обескремнивании алюминатного раствора 100 г/л
А12О3, оск = 1,6, psl = 35 можно достичь pSI — 350 -=- 400
при перемешивании в автоклаве при 175° С без затравки ГАСН
за 120 мин. Тот же эффект достигается при 175° С с затравкой
25 г/л ГАСН за 100 мин, при 150° С с затравкой — за 160 мин,
при 125° С с затравкой — за 4—5 ч, а при 105° С с затравкой ГАСН
даже за 5—6 ч обескремнивания достигается psi с 300.

При пониженных температурах скорость процесса обескрем-
нивания увеличивается при введении в раствор любой твердой
фазы, содержащей ГАСН (красный шлам, шламы после выщела-
чивания спека и обескремнивания растворов и др.), а также не-
сколько увеличивается в присутствии Na2CO3 и Na2SO4.

Получая алюминатные растворы с pSi = 300 600 за счет

осаждения ГАСН, в любых условиях нельзя обеспечить выделе-
ния кондиционной по SiO2 гидроокиси алюминия методом карбо-
низации. Поэтому для более полного осаждения кремнезема
из растворов используют очень малую растворимость другого
кремнийсодержащего соединения — гидроалюмосиликата кальция
(гидрограната) состава ЗСаО-А12О3 (0,1—0,2) SiO2-mH2O, обра-
зующегося при добавке к раствору извести или трехкальциевого
гидроа.тюмината ЗСаО-А12О3-6Н2О. В виде гидрограната можно
осадить кремнезем практически напело. Дозировкой СаО можно
регулировать степень глубокого обескремнивания.

Применяемые аппаратурно-технологические схемы обескрем-
нивания должны при минимальных затратах обеспечивать очистку
растворов до pSi = 800 1200, из которых можно выделить

гидроокись алюминия хорошего качества способом карбонизации.
Процессы обескремнивания и карбонизации алюминатных рас-
творов взаимосвязаны: при более полном осаждении гидроокиси
алюминия карбонизацией требуется более полная предваритель-
ная очистка их от кремнезема (psi > 1000), при меньшей степени
очистки получить гидроокись алюминия с допускаемым содержа-
нием SiO2 можно только при неполной карбонизации. К сожале-
нию, до настоящего времени эти два процесса не оптимизированы
с учетом взаимного влияния. Имеющиеся экспериментальные
данные для растворов низких и средних концентраций А12О3
указывают на необходимость такой оптимизации для выявления
наиболее эффективных схем обескремнивания и карбонизации,
обеспечивающих получение очищенной от SiO2 гидроокиси алю-
миния при минимальных затратах [11].

На большинстве отечественных глиноземных заводов, работа-
ющих по способу спекания, обескремнивание алюминатных рас-
творов осуществляют по типовой схеме, показанной на рис. 89.

Двустадийность и режимы
процесса обусловлены не-
обходимостью получения
требуемого кремневого
модуля раствора при ми-
нимальных затратах реа-
гента-извести.

Обескремнивать рас-
творы в одну стадию
только с помощью извести
нецелесообразно из-за по-
вышенного расхода из-
вести и глинозема в виде
гидрограната.

Первая стадия
обескремнивания

При достигнутом уров-
не аппаратурного оформ-
ления автоклавного про-
цесса выделения ГАСН на
первой стадии обескрем-
нивания алюминатных
растворов оптимальной
температурой следует счи-
тать 150—175° С. Аппа-
раты, применяемые в схеме
автоклавного обескремни-
вания, аналогичны при-
меняемым при автоклав-
ном выщелачивании бок-
сита: поршневые насосы,
автоклавы, самоиспари-

тели, полочные подогреватели. Их конструкции описаны в гл. 4.
Особенность аппаратурно-технологической схемы автоклавного
обескремнивания заключается в затрудненной регенерации тепла
обескремненного раствора из-за интенсивного инкрустирования
поверхностей при нагреве исходного алюминатного раствора.

На отечественных глиноземных заводах принята следующая
типовая аппаратурно-технслогическая схема (рис. 90). Алюми-
натный раствор после выщелачивания спека поступает в приемную
мешалку. Нагрев раствора производится частью пара самоиспа-
234

Алюминатный раствор

Автоклавное обескремнивание

(1-я стадия)

Сгущение

Пульпа
белого шлама

Алюминатный
раствор

На шихтовку

Известковое
молоко

Обескремнивание
(2-я стадия)

Сгущение

Сгущенная
пульпа

Контрольная

фильтрация

Карбонизация

Рис. 89. Типовая технологическая схема двуста-
дийного обескремнивания алюминатных рас-
творов
рения второй ступени. Далее раствор поршневым насосом подается
в автоклавную батарею, состоящую из ряда последовательно
соединенных автоклавов. В первых двух (греющих) раствор нагре-
вается до реакционной температуры, в других автоклавах раствор
выдерживается, непрерывно проходя по ним со скоростью, опре-
деляемой временем его изотермической обработки, необходимым
для завершения процесса кристаллизации при выбранных пара-
метрах. Обычно в схему включены 7—9 автоклавов, обеспечива-
ющих пребывание раствора в них 1,5—2 ч. Перегретый (по отно-
шению к атмосферному давлению) алюминатный раствор охла-

Рис. 90. Аппаратурно-технологическая схема автоклавного обескремнивания:

1—IX — автоклавы; 1 — мешалки; 2 — поршневой насос; 3 — азотный компенсатор;
4, 5, 6 — сепараторы соответственно 1-й, 2-й и 3-й ступеней

ждается до атмосферного давления в трех самоиспарителях алю-
минатного раствора. В этих самоиспарителях путем внутреннего
энергообмена в тепловом процессе взаимодействующих потоков
растворителя и раствора получают водяной пар. Пар первой и
частично второй ступени направляется на подогрев исходного
раствора, оставшаяся часть пара второй ступени и пар третьей
ступени используются для нагрева воды, которая далее отводится
для промывки и выщелачивания спека.

Для интенсификации обескремнивания в некоторых случаях
часть белого шлама, полученного от предыдущих операций,
возвращают в процесс в качестве затравки. Шлам отбирают после
сгущения и направляют в голову процесса при концентрации
твердой фазы —-500 г/л. Наиболее высокие кремневые модули
(до 600) получены при затравке белого шлама 100 г/л в исходном
растворе при 170° С за 2 ч обескремнивания.

Интенсификация кристаллизации ГАСН из алюминатного рас-
твора в присутствии белого шлама обусловлена тем, что росту
кристалла на затравке создаются более благоприятные условия,
чем образование зародышей из раствора [931, так как для обра-
зования зародышей из раствора требуется значительно больше
энергии, чем для роста кристалла на затравке. Причем этой энер-
гии требуется тем меньше, чем ближе затравка по строению кри-
сталлической решетки к получаемому кристаллу. Кроме этого,
высокая дисперсность затравки приводит к развитой ее удельной
поверхности, а следовательно, к управляемому возрастанию
центров кристаллизации. Оба этих фактора благоприятно воздей-
ствуют на кинетику обескремнивания. Поэтому в качестве за-
травки стремятся использовать высокодисперсные вещества с та-
кой же кристаллической решеткой, как у выращиваемого кри-
сталла, и полученные в близких к нему условиях.

Исходя из этого, самой подходящей затравкой в условиях
первой стадии обескремнивания следует считать белый шлам,
полученный в результате этого процесса. Проведенные много-
численные исследования [72, 94] выявления затравки белого
шлама на кинетику инкрустирования подтвердили это положение.

Вторая стадия обескремнивания

Первую стадию обескремнивания ведут обычно до psi = 250 4-
4- 400; высокий кремневый модуль на второй стадии (глубокого
обескремнивания) можно получить либо в результате ввода боль-

На карбонизацию

Рис. 91. Аппаратурно-технологическая схема
глубокого обескремнивания:

/ — мешалки для обескремнивания; 2 — сгусти-
тель; 3 — мешалка для сгущенной пульпы;

4 — барабанный вакуум-фильтр; 5 — мешалка
для алюминатного раствора

шого количества извести,
либо более глубокой очи-
сткой от кремнезема алю-
минатных растворов после
первой стадии обескремни-
вания. Первый путь сопро-
вождается большими по-
терями глинозема при
связывании кремнезема
в гидрогранаты. В приня-
тых условиях проведения
процесса глубокого обес-
кремнивания в получаемом
соединении гидрограната
т = 0,1 4-0,2 моля, т. е.
на каждый моль SiO2 для
образования ЗСаО-А12О3 х
X mSiO2-xH2O расхо-

дуется глинозема почти в 10 раз больше, чем для образования
ГАСН (Na2O-А12О3-l,7SiO2-nH2O). Отсюда вытекает очевидный

вывод: для получения глубоко очищенных от кремнезема рас-

творов с минимальными потерями глинозема следует стре-
миться получать растворы после первой стадии обескремнивания
с как можно большим кремневым модулем.

Аппаратурная схема глубокого обескремнивания (рис. 91)
состоит из ряда последовательно соединенных между собой пере-
точными трубами мешалок, сгустителей, фильтров, насосов. Алю-
минатный раствор после первой стадии обескремнивания подается
в мешалку-реактор 1, куда подается также известковое молоко
и часть известкового шлама, полученного в результате обескрем-
нивания. Далее полученная суспензия проходит через ряд иден-
тичных мешалок-реакторов, где поддерживается температура 90—
95° С. Число мешалок выбирается из условий протекания реакции
в течение 2- 3 ч. Далее пульпа поступает в сгуститель 2. Часть
сгущенного продукта — известкового шлама через мешалку сгу-
щенной пульпы 3 направляется в начало процесса глубокого обес-
кремнивания в качестве затравки, часть отводится для затравки
в начало процесса первой стадии обескремнивания. Слив сгусти-
теля через фильтр 4 для контрольной фильтрации передается через
мешалку осветленного алюминатного раствора 5 на карбонизацию;
сгущенная часть после фильтрации отводится в мешалку сгущен-
ной пульпы 3 после сгустителя.

Такая схема нашла применение при глубоком обескремнива-
нии растворов, полученных при переработке нефелинов и харак-
теризующихся относительно низким содержанием глинозема (80—
90 г/л А12О3) при исходном кремневом модуле jisi = 300 ~ 350.
Глубокое обескремнивание по этой схеме алюминатных растворов
от переработки бокситового сырья, характеризующихся более
высоким содержанием глинозема и двуокиси кремния, а также
пониженным кремневым модулем (130—140 г/л А12О3, pSi =
= 250), приводит к повышенным потерям глинозема с гидро-
гранатами.

Для уменьшения потерь глинозема был разработан способ
регенерации глинозема из гидрогранатового шлама путем каусти-
фикации им содовых растворов после карбонизации. Под дей-
ствием содовых растворов гидрогранаты разлагаются по реакции

ЗСаО • А12О3- mSiO2 (6 - 2m) Н2О -|- 3Na2CO3

= ЗСаСО3 2NaAlO2 ф- mNa2SiO3 -[-

+ 2 (2 — т) NaOH (4 — т) Н2О.

После извлечения глинозема шлам представлен кальцитом
(до 95%), что позволяет использовать его для спекания. Полу-
чаемый содощелочной алюминатный раствор, загрязненный крем-
неземом, целесообразно использовать для выщелачивания спека.

Организация регенерации глинозема в две стадии (рис. 92)
обеспечивает улучшение технико-экономических показателей [72].
Согласно этой схеме, на первой стадии шлам обрабатывается содо-
щелочным раствором, содержащим небольшое количество кремне-
зема. В результате каустификации кремнезем переходит в раствор
и отводится вместе с ним на выщелачивание спека. Вторая стадия
заключается в обработке шлама после первой стадии содовым
раствором. В результате получается содощелочной раствор, мало-
загрязненный кремнеземом, который направляется для обработки
гидрогранатов на первую стадию. Около 50% полученного карбо-
натного шлама отводится в отдел подготовки шихты (ОПШ),
а оставшаяся часть — на глубокое обескремнивание (вторую
стадию).

Дальнейшие поиски повышения степени использования карбо-
натного шлама и извлечения глинозема из гидрогранатов при-
вели к некоторой модификации рассмотренного способа [72],
которая состоит в том, что на первую стадию для обработки гидро-
граната направляется содо-щелочной раствор после глубокой
очистки от кремнезема и часть содового раствора после карбони-
зации. Время реакции первой содовой обработки сокращено до

Содо-

Рис. 92. Схема двустадийной регенерации глинозема из шлама

0,5—1ч. В результате глубокой очистки содо-щелочного рас-
твора от кремнезема и сокращения времени контакта кремнезем
из шлама полностью переходит в раствор и не успевает выпасть
в форме ГАСН. В результате получается шлам высокой чистоты,
50% которого отводится на глубокое обескремнивание взамен
извести, а оставшаяся часть направляется на вторую стадию
обработки.

Раствор после первой стадии обработки гидрогранатов отво-
дится на выщелачивание спека. Шлам первой стадии обрабаты-
вается содовым раствором после карбонизации. Время реакции
на этой стадии увеличено до 3 ч. Длительное время контакта
шлама после первой стадии с содовым раствором приводит к вы-
делению основной части содержащего в нем кремнезема в виде
ГАСН. Шлам второй стадии отправляется в отделение пригото-
вления шихты для спекания, а очищенный от кремнезема содо-
щелочной раствор используется для обработки гидрогранатов
первой стадии. По этой технологии из шламов извлекается 95%
глинозема, а около 98% СаО используется для каустификации
238
содовых растворов, что позволяет ~50% извести заменить карбо-
натным шламом.

Аппаратурно-технологическая схема глубокого обескремни-
вания с усовершенствованной двустадийной обработкой шлама
содовым раствором приведена на рис. 93. Алюминатный раствор
после первой стадии обескремнивания проходит через ряд после-
довательно соединенных мешалок-реакторов 2. В первую из этих
мешалок поступает вместе с раствором известковое молоко из

Флокулянт

Рнс. 93. Схема глубокого обескремнивания с усовершенствованной двустаднйной обра-
боткой шлама:

1 — мешалка для известкового молока; 2 — мешалка для обескремнивания; 3 — сгусти-
тель вторичного шлама; 4 — дозатор коагулянта; 5 — мешалка для сгущенного шлама;
6 — бак для слнва сгустителя; 7 — контрольная фильтрация; 8 — мешалка для шлама;

9 — вакуум-фильтр; 10 — мешалка для фильтрата; 11 — мешалка для отфильтрованного
шлама; 12 — мешалка для первой регенерации; 13 — сгуститель; 14 — мешалка для
второй регенерации; 15 — сгуститель второй ступени; 16 — мешалка для регенерирован-
ного шлама; 17 — мешалка для слива сгустителя; 18 — вакуум-фильтр; 19 — репульпатор
регенерированного шлама

мешалки 1 и оборотный раствор после первой стадии обработки
гидрогранатов содо-щелочным раствором. Время реакции в ме-
шалках 2—3 ч. Пройдя ряд мешалок-реакторов, пульпа поступает
в сгуститель 3, где происходит разделение твердой и жидкой фазы.
Для лучшего осаждения гидрогранатов в сгуститель 3 подают
флокулянт-муку (около 0,03% муки от массы шлама). Сгущенный
продукт фильтруют на вакуум-фильтре 4, после чего его напра-
вляют на двустадийную регенерацию глинозема и извести. Слив
сгустителя через промежуточный бак 6 и контрольную фильтрацию
отводится на карбонизацию. Вместе со сгущенным шламом в ме-
шалку 11 подается маточный раствор из карбонизации и содо-
239
щелочной раствор после 2-й стадии обработки гидрограната; туда
же подают пар для поддержания температуры реакции (~95° С).
Время обработки ч. Полученная в результате каустификации
содового раствора пульпа поступает в сгуститель 13, откуда
50% сгущенного продукта направляют на глубокое обескремни-
вание в голову процесса, остальные 50% — на вторую стадию
обработки шлама. Слив сгустителя 13 отводят на выщелачивание
спека. В мешалку 14 вместе со сгущенным шламом подают содовый
раствор с карбонизации. После выдержки в течение ~3 чв после-
довательно соединенных мешалках пульпа поступает в сгусти-
тель 15. Слив сгустителя после контрольной фильтрации на вакуум-
фильтре поступает в мешалку первой стадии регенерации глино-
зема 12 из гидрогранатов.

ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ

И ПУТИ СОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ
АППАРАТУРНО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ
СХЕМ ОБЕСКРЕМНИВАНИЯ

Автоклавное обескремнивание растворов по расходу пара за-
нимает третье место после выпарки и автоклавного выщелачива-
ния. Поэтому одним из основных путей совершенствования аппа-
ратурно-технологических схем процесса обескремнивания

Рис. 94. Диаграмма приращений эксергии материальных потоков в процессе их терми-
ческого взаимодействия в элементах схемы автоклавного обескремнивания:

ех3 — суммарное приращение эксергий, затраченных в теплопроцессах схемы (е*3 = 100%);
т)е- — эксергетический к. п. д. i-того теплопроцесса; у- — отношение затраченной эксергии
в элементе к суммарному затраченному приращению эксергий в схеме; 6^ — отношение
приращения воспринятой эксергии в элементе к суммарному приращению эксергий;
Т) — к. п. д. схемы (т] = 74%); 1 — регенеративный подогреватель алюминатного раствора
(Th = 63,5%; ?! — 9,8%; = 6,22%); 2 — греющий автоклав (т]2 = 70,1%; ?2 = 48,11%;

= 33,72%); 3 — регенеративный подогреватель воды (Чз = 51,4%; ?3 = 14,97%;
б3 = 9,19%); 4 — самоиспаритель раствора 1-й ступени (t]4 = 94,3%; ?4 = 8,37%; б4 =
= 7,90%); 5 — самоиспаритель 2-й ступени (Т]5 = 90%; ?Б = 12,30%; 6Б = 11,07%);

6 — самоиспаритель 3-й ступени (т)в = 91,4%; ?в = 6,45%; = 5,90%)

в направлении снижения энергетических затрат является усо-
вершенствование первой стадии.

На рис. 94 представлена диаграмма приращений эксергий
материальных потоков в процессе их термического взаимодей-
ствия в элементах схемы автоклавного обескремнивания. Основой
для построения диаграммы принята типовая схема автоклавного
240
обескремнивания, принятая на отечественных глиноземных заво-
дах (рис. 90). Эксергетический к. п. д., характеризующий величину
внутренней необратимости теплопроцессов в системе, невелик
(—74%). Анализ составляющих схемы показывает, что на вели-
чину эксергетического к. п. д. оказывают влияние главным обра-
зом процессы, связанные с нагревом алюминатного раствора
и воды. Действительно, более 70% эксергии затрачивается именно
в этих процессах, между тем эксергетический к. п. д. их низок
(от 61 до 70%).

Процессы внутреннего энергообмена в самоиспарителях харак-
теризуются достаточно высоким термодинамическим совершен-

М — мешалка; П1 — П5 — подогреватели смешения; С1—С5 — самоиспарители; А1—
А9 — автоклавы

ством (90—94%). Таким образом, для повышения к. п. д. тепло-
вого процесса в целом следует повысить к. п. д., связанные с пере-
дачей теплового потока при конденсации пара самоиспарения всех
ступеней. Из рис. 94 следует, что 48% эксергии затрачивается
в процессе нагрева алюминатного раствора в автоклавах при
к. п. д. этого процесса 70%. Для повышения этого к. п. д. необ-
ходимо ступенчато нагревать раствор паром разных потенциалов,
например, в теплообменниках смешения по схеме, приведенной
на рис. 95.

Как одно из возможных направлений повышения к. п. д.
схемы — передача пара 1-й ступени на выпарку. В анализируемой
схеме пар 1-й ступени полностью усваивается в регенеративном
контуре процесса нагрева алюминатного раствора; к. п. д. этого
процесса невелик (68,5%), но доля переданной энергии здесь
мала (—10% с учетом части переданного теплового потока со 2-й
ступени самоиспарения). Таким образом, если бы этот тепловой
поток был передан на выпарку или другому потребителю с к. п. д.
Д>63,5%, то на эксергетический к. п. д. всей системы обескремни-
вания такое техническое решение отразилось бы слабо. Если же
к. п. д. этого потребителя оказался <63,5%, то в целом такое
решение могло бы привести к перерасходу топлива в котле ТЭЦ.

Около 15% энергии затрачивается в процессе нагрева воды
в подогревателе с низким к. п. д. (~61 %). Это связано с большими
эксергетическими потерями вследствие неравновесного тепло-
обмена. По-видимому, было бы целесообразным эту воду полностью
или частично нагревать, используя отборы многоступенчатой
выпарки, где процесс теплообмена мог бы быть осуществлен с более
высоким эксергетическим к. п. д. Не исключен вариант нагрева
воды обескремненной пульпой через поверхность в противоточном
теплообменнике, где можно достигнуть высокого эксергетического
к. п. д.

Анализ тепловой схемы обескремнивания, как и схемы авто-
клавного выщелачивания (см. гл. 5), показывает, что непосред-
ственный (без самоиспарения) энергообмен в тепловом процессе
между растворами для совершенствования термодинамической
системы обескремнивания наиболее целесообразен. Проводя ана-
логичное исследование эксергетического к. п. д. самоиспарителя
[см. формулы (169) и (170)] с учетом 6С?«6В, нетрудно прийти
к выводу, что для аппаратурно-технологической схемы обескрем-
нивания регенерация тепла как на основе непосредственного
теплообмена с исходным раствором в поверхностных подогрева-
телях, так и через промежуточное дросселирование в самоиспари-
телях не имеет существенного значения. Между тем внутренняя
регенерация тепла через поверхность затруднена из-за интенсив-
ного инкрустирования теплообменной поверхности гидроалюмо-
силикатом натрия, имеющим низкую теплопроводность. Именно
поэтому в принятых на отечественных глиноземных заводах схе-
мах регенерация тепла обескремненного алюминатного раствора
осуществляется в теплообменниках смешения. Очевидно,, в такой
схеме регенерации тепла вода не выводится из процесса и эксер-
гетические потери при самоиспарении поэтому не компенсируются
в. противоположность тому, как это происходит при нагреве рас-
твора в пэверхностных подогревателях.

Для уменьшения тепловых потерь в схеме Тихвинского глино-
земного завода [72] пар самоиспарения первой ступени напра-
вляется для использования на выпарке; при необходимости он
может быть использован и для других нужд.

Другой путь совершенствования аппаратурно-технологической
схемы обескремнивания первой стадии основан на увеличении
внутренней регенерации энергии обескремненного раствора. Он
состоит в том, что для уменьшения эксергетических потерь в про-
цессе обескремнивания увеличивают число ступеней самоиспаре-
ния, используя получаемый вторичный пар для нагрева исход-
ного алюминатного раствора в последовательно соединенных
теплообменниках смешения. Термодинамическая целесообразность
многоступенчатого самоиспарения видна из формулы (170) и по-
242
дробно рассмотрена в гл. 5 при термодинамическом анализе схем
автоклавного выщелачивания боксита.

Для осуществления ступенчатого нагрева исходного алюминат-
ного раствора паром самоиспарения со ступенчато уменьша-
ющимся давлением по мере охлаждения обескремненного алюми-
натного раствора давление раствора после каждой ступени нагрева
увеличивают. Прирост давления раствора при переходе от одной
ступени к другой соответствует приросту давления пара, напра-
вляемого в эти ступени. Перед каждой ступенью для повышения
давления устанавливают насосы.

Принципиальная аппаратурно-технологическая схема такой
установки приведена на рис. 95. По этой схеме исходный алюми-
натный раствор из мешалок перекачивается через ряд последова-
тельно соединенных подогревателей смешения регенеративного
контура. Перед каждым подогревателем установлен насос. Режим,
близкий к режиму кипения, в этой схеме достигается с помощью
компактного подогревателя смешения, в связи с чем отсутствуют
потери от гидростатического столба жидкости.

Алюминатный раствор после подогревателя смешения актив-
ного контура, где он догревается до реакционной температуры,
поступает в автоклавную батарею. На выходе из автоклавной
батареи пульпа охлаждается в цепи последовательно соединенных
самоиспарителей объемного или циркуляционного типов. Вторич-
ный пар самоиспарителей направляется в соответствующие подо-
греватели смешения.

В этом варианте схемы достигается уменьшение эксергети-
ческих потерь от необратимости процессов в сравнении с рассмо-
тренными выше вариантами. Следует отметить технологическое
преимущество такого типа регенерации тепла: при нагреве алюми-
натного раствора в теплообменниках смешения происходит кон-
денсация греющего пара, что ведет к разбавлению раствора. Как
было показано выше, уменьшение концентрации А12О3 в алюминат-
ном растворе приводит к более глубокому обескремниванию.
При этом интенсифицируется процесс обескремнивания в его на-
чале, что связано с увеличением пересыщения раствора кремне-
земом.

Эксергетические потери, сведенные здесь к минимуму за счет
увеличения числа ступеней самоиспарения, окупаются указан-
ными технологическими преимуществами, а также значительно
сокращаются капитальные затраты по сравнению с нагревом
раствора в поверхностных подогревателях для достижения оди-
наковой наивысшей регенеративной температуры нагрева исход-
ного алюминатного раствора.

Математическое описание [95] этой системы и термоэкономи-
ческая оптимизация на основе эксергетических потерь позволили
разработать алгоритм определения основных оптимальных пара-
метров схемы. На основе математической оптимизации схемы
автоклавного обескремнивания при реакционной температуре
243
— 174е С и входной температуре раствора 81° С авторы рекомен-
дуют пять ступеней самоиспарения.

Техническая трудность внедрения этой схемы в практику
состоит в интенсивном инкрустировании гидроалюмосиликатом
натрия поверхности теплообменников смешения. При работе тепло-
обменников смешения выделяющаяся накипь не влияет на процесс
теплопередачи, но интенсивность ее выделения на поверхность
настолько велика, что за короткий срок зарастает проходное
для раствора сечение теплообменника, и теплообменник выводится

Рис. 96. Аппаратурно-технологическая схема автоклавного обескремнивания с циркуля-
ционными самоиспарителямп

из работы. Достигнутые за последнее время успехи в борьбе
с инкрустированием поверхностей (введение в раствор ПАВ,
нагрев раствора в присутствии затравки, физические методы
обработки инкрустирующего раствора и др.) позволяют надеяться
на решение этой проблемы.

Одной из попыток [96] полного использования параметров
греющего пара для достижения максимальной реакционной тем-
пературы обескремнивания, увеличения надежности работы авто-
клавов, а также освоения нагрева алюминатного раствора при
повышенных температурах в теплообменниках смешения является
аппаратурно-технологическая схема автоклавного обескремни-
вания (рис. 96), реализованная на одном из отечественных заводов.

Особенностями этой батареи являются двухступенчатый подо-
грев алюминатного раствора и циркуляционные самоиспарители,
которые позволяют повысить реакционную температуру обескрем-
нивания при сохранении термических параметров пара. Алюми-
натный раствор из мешалки 1 поступает в подогреватель смешения
244
регенеративного контура 2, где нагревается паром самоиспарения
первой ступени 3 до температуры 110° С. Нагретый раствор насо-
сом 4 направляется во второй подогреватель смешения регене-
ративного контура 5, где догревается до температуры 150—
152° С паром из автоклавов, после чего поступает в автоклавную
батарею 6. В первом автоклаве раствор нагревается острым паром
с ТЭЦ до реакционной температуры 170° С. Переток пульпы по
автоклавам осуществляется паролифтами 7, в которые подается
пар с ТЭЦ. За счет разности плотностей парожидкостной смеси
и раствора происходит циркуляция в самоиспарителе.

Благодаря эрозионному и кавитационному воздействию паро-
пульповой смеси на элементы автоклавов наблюдается существен-
ное уменьшение зарастания их ГАСН. Кроме того, резко замед-
ляется накипеобразование на труднодоступных для чистки сфери-
ческих крышках первого и второго автоклавов вследствие огра-
ничения контакта инкрустирующего раствора с этими элементами.

Из последнего автоклава пульпа поступает в самоиспаритель
первой ступени 3, где, самоиспаряясь в циркуляционной трубе
за счет снижения гидростатического столба жидкости и потери
напора на трение, вызывает циркуляцию раствора. Из самоиспа-
рителя первой ступени 3 раствор поступает в самоиспаритель
второй ступени 8 и далее в мешалку обескремненного раствора 9.
Пар второй ступени используется для подогрева воды в полочном
подогревателе смешения 10, горячая вода поступает в бак 11.

В этом варианте схемы повышается надежность работы обору-
дования, а также повышается температура обескремнивания при
пониженных параметрах пара.

Уменьшить эксергетические потери при обескремнивании алю-
минатных растворов на 1-й стадии можно, снизив параметры
греющего пара, поступающего в процесс от внешнего источника.
Термодинамическая эффективность этого метода видна из рас-
смотрения выражения для эксергетического к. п. д. термодинами-
ческой системы в тепловом процессе:

П = [QB (1 — 7\/7в)]: [Qn (1 - Тх/Т„)], (202)

где QB, Qn — воспринятый и переданный тепловые потоки; Тв,
Тп — среднетермодинамические температуры отвода и подвода
теплового потока в процессе.

Из формулы следует, что процесс обескремнивания сле-
дует вести так, чтобы Та -> Тп. Легче всего это осуществить, сни-
зив температуру подвода теплового потока. Кроме того, проанали-
зировав выражение для переданного приращения эксергии
[Qn (1 — Тх/Тп)], заметим, что при одном и том же переданном
тепловом потоке Qn затраченной эксергии будет подведено к про-
цессу тем больше, чем выше температура подвода теплового
потока.

Наибольшую завершенность это направление получило в раз-
работанной технологии первой стадии обескремнивания при
атмосферном давлении [97—99]. Исследования влияния затравки
белого шлама на кинетику обескремнивания показали, что в при-
сутствии затравки за 4 ч можно получить кремневый модуль до
250 (а иногда и более) при атмосферном давлении. Это послужило
предпосылкой к разработке новой технологии, отличительной
особенностью которой является ведение процесса при атмосфер-
ном давлении.

Отсюда вытекают следующие преимущества процесса: 1) нет
самоиспарителей раствора и связанных с процессом внутреннего
энергообмена эксергетических потерь в них; 2) для нагрева до
реакционной температуры подводится водяной пар от турбин
с низким давлением, что позволяет выработать в турбине допол-
нительную электроэнергию; при подведении теплового потока это
выражается меньшей величиной переданной эксергии по указан-
ной выше причине; 3) снижение капитальных затрат на изготовле-
ние реакционной аппаратуры.

К недостаткам способа следует отнести: 1) повышенные капи-
тальные затраты на тепловые сети из-за большого удельного
объема пара низких параметров (этот недостаток становится суще-
ственным при больших расстояниях между батареей обескремни-
вания и ТЭЦ, поэтому следует в качестве греющего пара исполь-
зовать пар корпусов выпарных батарей; 2) большие потери внеш-
ней эксергии при взаимодействии пара испарения с открытой
поверхности в тепловом процессе с окружающей средой; 3) дли-
тельность процесса; 4) невозможность достижения таких же высо-
ких кремневых модулей обескремненных растворов, как при авто-
клавной обработке, т. е. как в условиях, отличающихся от обес-
кремнивания при атмосферном давлении лишь температурой.

Последний недостаток наиболее серьезен. Однако если учиты-
вать существенное снижение энергозатрат, простоту аппаратур-
ного оформления и успехи в регенерации глинозема и извести
из гидрогранатов, получаемых после второй стадии обескремни-
вания, 'го разработанный способ может найти применение в глино-
земном производстве.

РАСЧЕТ ТИПОВОЙ ТЕПЛОВОЙ СХЕМЫ
АВТОКЛАВНОЙ БАТАРЕИ ОБЕСКРЕМНИВАНИЯ

Целью теплового расчета автоклавной батареи является опре-
деление взаимодействующих тепловых и материальных потоков
в схеме, в том числе и расход греющего пара с ТЭЦ.

При расчете обычно задаются (рис. 97, 98) следующими вели-
чинами: расходом алюминатного раствора в батарею g0, кг/ч;
удельной теплоемкостью алюминатного раствора с0, ккал/(кг-°С);
расходом барометрической воды g, кг/ч; удельной теплоемкостью
воды св, ккал/(кг-°С); температурой воды на входе Т'в, °C; темпе-
ратурой горячей воды на выходе Гв, °C; давлением греющего пара
с ТЭЦ Ртэц» ат; температурой греющего пара ТТЭц, °C; температу-
246
[двсв + d3cB + (d3-d3) Cg]; Тд

Рис. 97. Схема материальных потоков автоклавного обескремнивания

На сгущение пульпы _ (Нг-d^hdj Ив’с6:

I \Qo;So'>Po

Tw
ce;Te.,
дд;сб’те.

(di~dz)+d3
ce;Tg

<§111
5; S S

др; Ср- Тд

(d2 +dj) Сд

Та~^

Тг Н^; ifft.

Нг; >2’

+Ht)Cg,Tg

Р-гэц'Ттэц

Нп> сь
\
'р .

9осо+

+(d2* Н^)сд

Нп! 1П<

Ны

Н3; се; Т2

Тг /

НдСд+(дг +
+df)Cg +dnCg~
-dtCg-dzCg-d3Cg

gocO + {H^-df) ig +
+ dncg - d, ce -
~ d?Cg - d3Cg T3

Тг t
д0со+(н^ "
dy)Cg+d„Cg^
~djCg ~dzCg

? &

Нг; Сд

Soco+(Hg

ffocO+ Hj)Сд •* НпСд-

+(H2+dj)Cg+ -Н[Сд

"* dnCg-d/Cg-

- НгСд

Рис. 98. Расчетная схема тепловых потоков
рой алюминатного раствора на входе в батарею То, °C; энтальпией
пара с ТЭЦ i, ккал/кг; температурой алюминатного раствора в ре-
акционном автоклаве Тг, °C; давлением в 1-й ступени испарения
Plt ат; энтальпией пара 1-й ступени испарения 1г, ккал/кг; давле-
нием во 2-й ступени испарения Р2, ат; энтальпией пара 2-й сту-
пени испарения i2, ккал/кг; давлением в 3-й ступени испарения
Ра, ат; энтальпией пара в 3-й ступени испарения i3, ккал'кг;
физико-химической температурной депрессией (разностью давле-
ний насыщенных паров раствора и растворителя) 6, °C.

Определяемыми величинами являются: dlt d, ds, d'2, dn — рас-
ход пара соответственно на 1-й, 2-й, 3-й ступенях самоиспарения,
на подогрев алюминатного раствора со 2-й ступени самоиспарения
и с ТЭЦ в греющие автоклавы; Та — температура алюминатного
раствора на входе в греющие автоклавы.

Тепловой расчет автоклавной батареи основан на балансе
массы и энергии взаимодействующих материальных и тепловых
потоков в отдельных теплоиспользующих элементах схемы. Расчет
начинаем с «хвоста» батареи.

1. Баланс массы и энергии взаимодействующих потоков в теп-
ловом процессе нагрева барометрической воды:

(d2 - d2 + d3) (i2 - cBTB) = gBcB (Тв - Тв\, (203)

т" — т’

d2 — d2 d3 = gBcB —;----— • (204)

»2 —cBTB

2. Баланс массы и энергии в 3-й ступени испарения при вну-
треннем энергообмене между раствором и растворителем. Для
составления баланса рассмотрим схему взаимодействия материаль-
ных потоков. Из рис. 98 имеем

(&С2 ^3Св) (^2 ^з) = ^3 (ц Св^2)- (205)

Учитывая, что

g-2C2 — goc + d2cB -|- diсв -f- dncB — diCB — d2cB, (206)

уравнение (205) преобразуется к виду

[gz,c — (d2cB — d2cB -f- d3cB) -f- dncB] (T2 — Тз) = d3 (i3 — cBT2). (207)

Задаемся величиной dn. Тогда

d _ lgpC — (ri2CB ~ rf2CB + ds) CB + rfnCB] (г2 ~ гэ) (208)

(d2 — d2 4- d3) — d3 = d2 — d2. (209)

3. Балансы массы и энергии во 2-й ступени самоиспарения.
Аналогично имеем

(g1C1 - d2cB) (Л - Т2) = d2 (i2 - свЛ). (210)

Так как

gib = goc + dicB + diCp + dncB — dicB, (211)
то

d2 = IgoC — (d2cB — d2cB) 4- dncB] ’ (212)

d2 - (di - di) = di. B 1 (213)

4. Баланс массы и энергии в 1-й ступени самоиспарения.

Аналогично балансу массы и энергии первой и второй ступени
самоиспарения

(gaca + dncB — dTcB) (Тр - 7i) = di (ij — cBTp). (214)

Так как gaca = (goc + d'tB + d^), то уравнение (214) преобра-
зуется к виду:

(goc Н- d2cB -г- dncB) (Тр — 7) = di (i — свТр); (215)

di = (goc + d2cB + dncB) /р~ у . (216)

5. Баланс массы и энергии при взаимодействии в тепловом про-
цессе алюминатного раствора, пара 1-й ступени и частично 2-й
ступени самоиспарения:

(goCo Г diCB j- d2cB) Та = gocoTо dji’i d2i; (21?^

Тя = ° ° ° 1 1 , . (218)

SOCO + dlCB + d2CB

6. Баланс массы и энергии при взаимодействии в тепловом
процессе пара с ТЭЦ и алюминатного раствора в греющих авто-
клавах. Из схемы взаимодействия материальных потоков в гре-
ющем автоклаве (рис. 98) имеем

dn(in-cBrp)^gacs(Tp-Ta). (219)

Так как gaca = gocQ + dTcB + d'cB, то из (219) имеем:

dn (iB — d Тр) = (goCo dicB d2cB) (Tp — Ta); (220)

dn = (goco + diCB + dicB) ^P~T; • (221)

‘П VB-* P

При несовпадении dn из формулы (221) подставляем полученное
значение в формулу (208) и повторяем расчет.

Глава 9

АППАРАТЫ И СХЕМЫ

ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СУСПЕНЗИЙ

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

249
метода их разделения обусловливается главным образом разме-
рами частиц, разностью плотностей дисперсной и жидкой фаз,
а также вязкостью жидкой фазы.

В зав: симости от размеров твердых частиц суспензии, или
пульпы условно подразделяют на грубые (более 100 мкм), тонкие
(100—0,5 мкм) и мути (0,5—0,1 мкм).

СГУЩЕНИЕ (ОТСТАИВАНИЕ)

Методом отстаивания и декантации (т. е. осаждения твердых
частиц под действием силы тяжести в жидкой среде) часто поль-
зуются в глиноземном производстве для разделения всех видов
суспензий. Процесс может быть значительно ускорен в случае
применения флокулянта (ржаная мука, полиакриламид или др.).
Скорость отстаивания существенно зависит от температуры, так
как при изменении температуры суспензии изменяется и ее вяз-
кость.

Содержание жидкости в сгущенном продукте составляет 35—
60% для хорошо уплотняющихся осадков и выше — для плохо-
уплотняющихся. Часто степень уплотнения сгущенного продукта
характеризуют отношением ж : т, выраженным в единицах (на-
пример, красный шлам в процессе переработки боксита на глино-
зем по способу Байера сгущается до ж : т = 3 : 1).

В настоящее время для процесса разделения суспензии или
промывки шлама широко применяются непрерывно действующие
гребковые отстойники (сгустители) (рис. 99). Они снабжены тихо-
ходной гребковой мешалкой, работающей со скоростью 1—
0,1 об/мин. Некоторые технические данные их приведены
в табл. 51.

В гребковых отстойниках получаются осадки равномерной
плотности, регулируемой в некотором диапазоне путем изменения
производительности. Обезвоживание (или уплотнение) осадка

Таблица 51

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА НЕКОТОРЫХ ОДНОКАМЕРНЫХ
СГУСТИТЕЛЕЙ С ЦЕНТРАЛЬНЫМ ПРИВОДОМ

Диаметр, м Площадь осаждения, м2 Полезный объем чана, м8 Высота чана в центре, м Скорость вращения гребкового устройства, об/мнн Мощность двигателя, кВт Масса сгустите- ля, т
1 0,78 1,0 1,5 0,75 1,0 0,87
2 3,14 4,8 2,4 0,50 1,0 1,69
3 7,05 15,0 2,7 0,3—0,9 1,0 3,55
4 12,60 30,0 2,9 0,3-0,5 1,0 4,75
5 19,60 32,0 2,7 0,27 1,5 7,50
8 50,00 135,0 3,9 0,50 4,5 18,66
9 63,50 216,0 4,9 0,50 4,5 32,92
12 113,00 315,0 5,6 0,50 3,0 34,56
15 176,00 850,0 7,6 0,46 5,5 51,40
улучшается за счет медленного перемешивания сгущенной суспен-
зии гребками. Процесс сгущения достаточно высоко механизи-
рован (один рабочий может обслуживать до десяти и даже более
одноярусных сгустителей).

Рнс. 99. Одноярусный сгуститель:

1 — емкость с коническим днищем; 2 — вал с гребковым устройс твом; 3 — за-
грузочный стакан; 4 — редуктор с двигателем

Основной недостаток гребковых сгустителей — громоздкость
конструкции, что вызывает необходимость затрачивать средства
на возведение больших зданий.
С целью экономии производственных площадей в промышлен-
ность внедрены многокамерные (многоярусные) сгустители
(рис. 100). Днище каждой вышележащей камеры таких сгустителей
одновременно служит крышкой предыдущей камеры; ферма, вал
и привод'сгустителя — общие для всех камер. Высота фундамента
и конической части корпуса у многокамерных сгустителей почти

Рис. 100. Многоярусный сгуститель:

/ — распределительная коробка исходной
пульпы; 2 — переточные стаканы; 3 — ко-
робка сбора слнва; 4 — сливные трубы;
5 — разгрузочный конус; 6 — перемеши-
вающее устройство

такая же, как и у однокамер-
ного сгустителя.

В табл. 52 приводятся срав-
нительные данные для однока-
мерного и пятикамерного сгу-
стителя, а в табл. 53 — техни-
ческая характеристика много-
камерных сгустителей.

Многокамерные сгустители
обычно работают по двум схе-
мам: 1)с параллельной работой
ярусов: каждый ярус питается
пульпой и с каждого яруса
получаются идентичные сливы;
разгрузка сгущенного про-
дукта — центральная за счет
того, что переточный стакан
предыдущего яруса оканчи-
вается в зоне работы гребков

последующего яруса; 2) с последовательной работой ярусов по
схеме, позволяющей осуществлять методичную промывку от пер-
вого к последнему ярусу: в переточный стакан предыдущего яруса
подается промывная вода, которая размывает шлам до необходи-
мого ж : т, после чего осуществляется сгущение этой пульпы
в нижнем ярусе и т. д.

В настоящее время тенденция развития конструкций отстой-
ников как у нас. так и за рубежом идет по пути создания более
совершенных одноярусных сгустителей больших диаметров с цен-

Таблица 52

НЕКОТОРЫЕ ДАННЫЕ ОДНО- И ПЯТИКАМЕРНОГО СГУСТИТЕЛЯ
ДИАМЕТРОМ 16 м

Показатели Число камер
1 5
Площадь осаждения, м2 200 1000
Площадь здания, м2 324 324
Объем здания, м3 4800 7100
Масса сгустителя, т Отношение поверхности охлаждения к площади 50—60 120—130
осаждения 1 0,37
ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА НЕКОТОРЫХ МНОГОКАМЕРНЫХ
СГУСТИТЕЛЕЙ

Диаметр сгустителя, м Число камер Площадь осаждения, м2 Полный объем чана, м9 Высота чана в центре, м Скорость вращения гребкового устройства, об/мин Мощность двигателя, кВт Масса сгустителя, т
2,2 3 11,4 19 5,4 0,5—0,7 1,0 4,39
5 2 39,2 70 4,5 0,5 1,1 16,17
6 2 56,8 145 6,1 0,5 1,0 13,81
9 2 127 295 6,6 0,5 4,0 37,00
9 3 190 355 7,8 0,2 2,8 38,86
И 3 285 540 7,3 0,1—0,5 3,0 54,66
12 2 226 540 7,8 0,5 4,5 51,60
12 3 339 810 10,4 0,5 2,8 70,85
14 2 308 795 8,5 0,5 2,8 68,50
14 3 460 1170 11,1 0,5 2,8 98,20
14 5 770 1450 11,1 0,1 4,5 130,80
15 2 352 1050 9,2 0,5 2,8 86,00
15 5 880 1600 11,1 0,1 4,5 128,20
16 5 1005 1850 11,2 0,1 4,5 154,10
20 2 628 1450 6,7 0,1 4,5 119,20
20 5 1570 3240 12,7 0,1 5,5 252,00

тральным приводом. Так, в ВАМП спроектирован однокамерный
сгуститель с центральным приводом диаметром 32 м и высотой
чана в центре 7,5 м и изготовлен сгуститель диаметром 40 м и вы-
сотой чана в центре 18,2 м (ЦН-40). Аппарат имеет оригинальную
конструкцию — центральную колонну, центральный привод
вращения и гидравлический механизм подъема. Основное отличие
этого сгустителя в том, что такие механизмы расположены под
аппаратом. Благодаря наличию высоко поднятой железобетонной
чаши под сгустителем можно располагать другое технологическое
оборудование, что позволяет снизить расходы на строительство
помещений для оборудования. Сгуститель может быть использован
для северных районов с суровым климатом.

Подготовлен к эксплуатации сгуститель ЦВ-40 диаметром 40 м
с верхним приводом на пролетном строении, жесткой гребковой
системой и периферической разгрузкой сгущенного шлама
(рис. 101). Выполнены проекты аналогичных сгустителей с цен-
тральной разгрузкой и с гибкой подвеской граблин, а также
проект отстойника с верхним приводом на колонне.

Практика зарубежных глиноземных заводов за последнее де-
сятилетие указывает на тенденцию к замене многокамерных сгу-
стителей однокамерными больших диаметров. Так, заводы Фран-
ции оборудуют сгустителями диаметрами 30,5 и 30 м с перифери-
ческой разгрузкой сгущенного шлама; один из заводов Италии —
сгустителями диаметром 30 м с центральной разгрузкой; завод
253
в Гвинеи—30,5 м с периферической разгрузкой; венгерские
заводы — 35 м с периферической разгрузкой; на заводе в Австрии
монтируют сгустители диаметром 38,2 м с периферической раз-
грузкой; на некоторых американских заводах — диаметром 30,5
и 38,2 м; на заводе в ФРГ — 40 м с центральной и периферической
разгрузкой и др.

Известны конструкции сгустителей диаметром 40 м с перифе-
рической разгрузкой, с гибкой системой подвески разгружающих
волокуш, предложенные французской фирмой для Николаевского
глиноземного завода, а также сгустители диаметром 40 и 46 м

Рис. 101. Одноярусный сгуститель диаметром 40 м с центральным приводом:

1 — механизм вращения; 2 — граблины; 4 — вал; 5 — питающие трубы; 6 — загрузочный
стакан

с центральной разгрузкой и жестким гребковым устройством
фирм США.

Представляет большой интерес новая конструкция сгустителя
типа «Кейблторк» с гибкой подвеской граблин, закрепленных
шарнирно на валу сгустителя и имеющих две степени свободы.
Перед конструкцией сгустителей с обычным жестким креплением
граблин эта конструкция имеет следующие преимущества: поз-
воляет снизить мощность на вращение на 30—40%, отказаться
от механизма подъема, сократить время на чистку за счет неболь-
шого объема гребковой системы и небольшого обрастания (веду-
щие фермы выведены в зону осветленного раствора или над ней),
увеличить срок между чистками, уменьшить эксплуатационные
расходы и капитальные вложения, что в объеме одного современ-
ного завода дает экономию (по сравнению с аппаратами тех же
диаметров) около 1,5 млн. руб. Конструкция запатентована
в США. С 1968 г. освоено промышленное производство этой кон-
струкции и подготовлено на 1975 г. для различных заводов 85 сгу-
стителей типа «Кейблторк» диаметром 30,5 м, а также освоено
производство аппаратов диаметром 39,9 м и 50,4 м с центральной
и периферической разгрузкой.
В сгустителях, предлагаемых фирмами Франции, гребковая
система состоит из волокуш, изготовленных из рельсов и под-
вешенных к вынесенным из зоны сгущенного шлама ведущим
фермам, жестко прикрепленным к валу. Система с волокушами
известна давно и внедрена на пятикамерных сгустителях диа-
метром 20 м на отечественных заводах уже 10 лет назад, но ввиду
того, что ведущая балка и волокуша вместе находятся в зоне сгу-
щенного продукта, а высота сгустителя небольшая, система рабо-
тает не столь эффективно. Обрастает и граблина, и волокуша,
отчего через три — четыре месяца образуется монолит из граблины
с волокушами и шлама. Во французских системах это явление
исключено, так как ведущие балки высоко подняты над зоной
сгущенного продукта. Сгустители с периферической разгрузкой
применяются для более тонких суспензий,J а с центральной —
для более грубых.

Некоторыми фирмами США разработан ряд приводных голо-
вок (механизмов вращения) с наружным или внутренним зацепле-
нием большой ведущей шестерни для установки на пролетное
строение или центральную колонну. Эти головки выполнены
многоприводными с синхронизацией при помощи специальных
схем автоматики и с применением гидравлических систем; основ-
ные детали сделаны из высокопрочных материалов. Приводы очень
компактны и имеют большой запас крутящего момента. Во Фран-
ции запатентована также система синхронизации сцепления при
помощи дифференциальных муфт, что позволяет отказаться от
многоприводных головок. С целью создания наиболее экономичных
и производительных схем отечественные заводы и некоторые
зарубежные фирмы идут не только по пути перехода на одно-
камерные сгустители и увеличения их диаметра, но и по пути
замены сгустителей-промывателей на последней стадии промывки
барабанными вакуум-фильтрами, что сокращает капитальные
затраты и эксплуатационные расходы.

На отечественных предприятиях внедряется ряд разработок,
направленных на усовершенствование существующих конструкций

Таблица 54

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ОДНОКАМЕРНЫХ СГУСТИТЕЛЕЙ
БОЛЬШИХ ДИАМЕТРОВ С ЦЕНТРАЛЬНЫМ ПРИВОДОМ

Диаметр, м Площадь осажде- ния, м2 Полезный объем чана, ма Высота чана в центре, м Скорость вращения гребкового устройства, об/мин Мощность двигателя, кВт Масса сгусти- теля, т
20 314 1000 6,66 0,10 4,5 119,2
32 804 3900 7,55 0,10 7,5 199,0
40 1250 6800 17,80 0,10 3,0 375,0
40 (ЦН) 1250 7500 18,20 0,10 3,0 361,4
40 (ЦВ) 1250 6500 7,81 0,05 4,0 360,0
сгустителей. Так, реконструируется пятикамерный сгуститель
диаметром 20 м, внедряются системы пневморегулирования слива,
механизмов грузоподъемностью 50 и 100 т с гидравлическим дат-
чиком и др.

Основные технические характеристики мощных однокамерных
сгустителей с центральным приводом приведены в табл. 54.

РАСЧЕТ НЕОБХОДИМОЙ
ПОВЕРХНОСТИ ОСВЕТЛЕНИЯ

Для определения поверхности или диаметра отстойника необходимо знание
скорости осаждения наименьшей частицы.

При значении критерия Рейнольдса, равного или меньшего 0,2, т. е. при ла-
минарном режиме осаждения частицы, скорость свободного осаждения с доста-
точной степенью точности может быть рассчитана по формуле Стокса:

1Г/ - d2 (Р~Рср)

ос“ 18рСр ’

где d — диаметр частицы, подлежащей осаждению; р, рср — плотность соот-
ветственно частицы и среды, в которой осуществляется осаждение; рСр— вяз-
кость среды.

Действительная скорость осаждения с учетом соударения частиц при про-
хождении ими слоя мути определяется по формуле

<с=«7ос0.5,

где 0,5 — коэффициент стесненного слоя.

В случае значения критерия Рейнольдса > 0,2 скорость осаждения может
быть подсчитана по методу Лященко. Для этого рассчитывается значение произ-
ведения Рс2ф:

Ре2ф=-^^£-^

РсрЯ

где G,— масса шарообразной частицы в среде; G4 = —(р—рср); ф— без-
размерный коэффициент сопротивления, являющийся функцией критерия Рей-
нольдса.

Значение коэффициента ф можно определить из графиков зависимости ф
от Re, которые приводятся в справочной и специальной литературе, или по фор-
мулам, приведенным в табл. 55.

Таблица 55

ЗНАЧЕНИЕ КОЭФФИЦИЕНТА СОПРОТИВЛЕНИЯ Ф В ЗАВИСИМОСТИ
ОТ РЕЖИМА ДВИЖЕНИЯ ЖИДКОСТИ [38]

Область осаждения Re ф
Ламинарная . . Промежуточная ... ... Турбулентная . Cl 1-40 40—1000 >1000 Зя/Re 0,423+10,77/Re 0,167+22,65 Re я/16 = 0,196
Зная Re2i]>, по графику (рис. 102) или таблицам определяют Значение крите-
рия Рейнольдса и вычисляют скорость осаждения по формуле

№ос

_ g Repcp
dpcp

где Рср — плотность среды, ъ которой ведется осаждение; <р — поправочный
коэффициент, зависящий от формы частицы (приводится в справочных таблицах
в зависимости от значения Re2i|>).

Действительная скорость осаждения, как и в предыдущем случае, в два
раза меньше. Площадь осаждения для непрерывно действующих отстойников
определяется по следующим формулам [40]:

'8ЭС(1-^-)

ЗбООрХс

ИЛИ Гос =

1,33 Vп (хк — хн)
3600W'ocxK ’

где G — массовый часовой расход исходной пуль-
пы; Рп — плотность исходной пульпы; Сн, Ск—
концентрация твердого (по массе) в посту-
пающей на сгущение (начальной)] гпульпе и
в сгущенном шламе соответственно; Vo — объем-
ный часовой расход исходной пульпы; хк, хн —
концентрация сгущенного шлама и начальной
пульпы (кг твердой фазы на 1 кг жидкой фазы);
1,33 •— поправочный эмпирический коэффициент.

Общая высота сгустителя определяется как
сумма высот всех зон. В непрерывно действующих
аппаратах обычно имеются четыре зоны: зона
осветленного раствора, зона свободного осаждения

Рис. 102. Зависимость Re-ip
от значения критерия Рей-
нольдса

частиц, зона стесненного

осаждения частиц и зона работы гребков. Зона осветленного раствора обычно
принимается от 0,45 до 0,75 м в зависимости от ж : т в исходной пульпе. Высоту
зон свободного и стесненного осаждения можно приближенно рассчитывать,
исходя из количества твердого, осаждающегося на площадь в 1 м2, и количе-
ства твердого, содержащегося в 1 м3 сгущаемой пульпы. Высота свободного
осаждения для пульп среднего разбавления составляет примерно 0,3—0,9 м;
высота стесненного осаждения 0,5 — 1,5 м. Высота зоны работы гребков зависит
от наклона лопастей к дну отстойника и от наклона днища. В справочной лите-
ратуре обычно приводятся значения от 0,1 до 2,0 м на 1 м радиуса отстойника.

Подобный расчет следует рассматривать как приближенный, так как весьма
трудно учесть все факторы реального процесса. В связи с этим чаще пользуются

расчетом площади сгущения по экспериментальным данным.

Установлено, как рассчитать производительность сгустителя на основании
данных серии опытов по осаждению, и дан математический анализ опытных дан-

ных по осаждению, а также показано, что применение математических методов
дает возможность упростить экспериментальную часть работы и интерпретацию
ее результатов [100].

Кинч начал с постулата: скорость осаждения частиц является функцией
только местной концентрации С вокруг частицы v = f (С). Из этого следует, что
в опытах, начинающихся при одинаковой исходной концентрации, скорость оса-
ждения твердого вначале будет одинакова. Однако по мере приближения частиц
ко дну сосуда осаждение ухудшается, и концентрация твердого принимает по-
степенно все значения — от исходной до концентрации сгущенного шлама. Если
при какой-либо концентрации в этом интервале производительность по твердому
ниже, чем у соседнего вышележащего слоя с более низкой концентрацией, то
постепенно образуются зоны с такой концентрацией, так как частицы не могу
проходить через этот слой с той же скоростью, с которой они в него поступают

9 Н. И. Еремин и др. 257
Далее Кинч показал, что скорость распространения вверх каждой такой
зоны с постоянной концентрацией постоянна.

Рассмотрим слой бесконечно малой высоты на верхней границе такой зоны,
имеющей концентрацию С, образовавшийся на дне сосуда в нулевой момент вре-
мени и движущийся вверх со скоростью v' м/с. Частицы твердого, осаждаю-
щиеся в этот слой, поступают из вышележащего слоя, имея концентрацию (С —
— dC) кг/м3 и скорость осаждения относительно сосуда (о - dv) м/с, а относи-
тельно рассматриваемого слоя (t) + dv + v') м/с. Концентрация частиц, осажда-
ющихся из одного слоя, равняется С кг/м3, а скорость осаждения относительно
сосуда v м/с и относительно слоя (и+ о') м/с.

Так как концентрация слоя постоянна, количество твердого, осаждаю-
щегося в слой, должно быть равно количеству твердого, осаждающегося из слоя.
Тогда можно написать следующее уравнение материального баланса:

(С — dC) (у + dv + o') st = C (v + o') st, (222)

где s—площадь осаждения, ма; t — время, с.

После упрощения и решения уравнения относительно о', отбросив бесконечно
малые второго порядка, получим

о. (223)

аС

Поскольку в соответствии с постулатом (Кинча) v~ f (С),

то и °' = cf' (О - f (224)

Так как С постоянна для данного слоя, f (С) и f (С) имеют постоянное зна-
чение и поэтому v' должна быть также постоянной. Постоянство v' может быть
использовано для определения концентрации твердого на верхней границе
осаждающейся пульпы.

Пусть Со и Но — соответственно исходные концентрации и высота столба
пульпы в опыте по осаждению. Тогда общая масса твердого в этом столбе пульпы
будет CoHos. Когда любой слой с определенной концентрацией твердого достигнет
поверхности раздела вода—пульпа, все количество твердого в столбе, вероятно,
уже пройдет через него, так как слой распространяется вверх от нижней части
столба. Если концентрация этого слоя С2 и если этот слой достигнет поверхности

раздела за время /2, то количество твердого, проходящего через этот слой,
(о-> + Чг) Должно быть равно общей массе твердого в столбе пульпы, т. е.

C0H0s=C2st2(v2 М). (225)

Если Н2 представляет собой высоту сгущающейся пульты в момент /2 и если,
как было показано, скорость распространения вверх любого данного слоя — ве-
личина постоянная, то

v2=H2/f2. (226)

Подставляя значение U2 в уравнение (225), получаем после упрощения

_ С0Н0 .

2 Л 2 4*

v2 равно dH/dt в точке на кривой Н = f (Z) (рис. ЮЗ), отвечающей моменту, когда
слой С2 доходит до поверхности пульпы. Тогда v2 — есть тангенс угла наклона
касательной к кривой в точке М. Следовательно, эта касательная пересекает
ось Н в точке Д, с координатой Н2 + v2t2. Заменяя в уравнении (227) Н2 + v2t2 на
получаем С2//1=С0//0. Отсюда следует, что Нг — это высота, которую
имела бы пульпа, если бы концентрация твердого в ней была равной концен-
трации в слое у поверхности раздела. Для любого произвольно выбранного
значения С2 может быть вычислено соответствующее ей значение Затем
может быть найдено значение v2 как тангенса угла наклона касательной к кри-
вой осаждения, проведенной через точку Нг. Таким образом, по данным одного
опыта можно построить зависимость v от С. Простое геометрическое построе-
ние, показанное на рис. 103, позволяет непосредственно получить значение
удельной поверхности сгущения.

В момент t2 частицы в слое, существующем на поверхности пульпы, оса-
ждаются с линейной скоростью (Нг — Н2\. Если частицы этого слоя приобре-
тают такую скорость, вода проходит мимо частиц с объемной скоростью s (Hi —
— Нг): Л>. В сгустителе частицы в любой зоне не могут осаждаться через все
количество воды, так как часть этой воды выгружается вместе со сгущенным осад-
ком. Количество воды, через которое они осаждаются, равно количеству воды,
которое будет вытесняться при увеличении
концентрации твердого до конечной. Соот-
ветствующее количество воды в условиях
опыта будет s (Hi — Нп), где Hi — высота
пульпы, при условии равенства концентра-
ции твердого в пульпе, а Нп — высота
пульпы при концентрации твердого в ней,
равной концентрации в сгущенном шламе
сгустителя. Тогда время, которое требуется
для вытеснения объема s (Нг — Нп) воды
через слой концентрацией С2, будет равно

,, s(Hi-Hn)
s(Hi-H2):t2

Из подобия треугольников

(228)

(и

Ht-H2

(229)

следовательно: t' — tn.

Общее количество твердого

Рис. 103. Типовая кривая изменения
высоты сгущенной пульпы в опыте
по осаждению

данном

опыте равно С0Я05, а время, требующееся
для прохождения этого количества твер-
дого через слой концентрацией С2 в сгу-

стителе непрерывного действия, равно tn. Следовательно, количество твердого,
которое может быть пропущено через концентрационный слой за единицу вре-
мени, равно CqHqs/Iu. Удельная площадь слоя — это площадь, требующаяся
для осаждения через концентрационный слой 1 т твердого в сутки:

s -

уд “ С0Н0

(230)

Чтобы получить удельную площадь определенного сгустителя в квадратных
метрах на тонну в сутки, надо в уравнении (230) выразить ty, Н и С соответ-
ственно в сутках, метрах и тоннах на кубический метр. Однако обычно
удобнее строить кривую осаждения и выполнять графические построения в дру-
гих единицах, делая соответствующие преобразования.

СХЕМЫ ПРОМЫВКИ СГУЩЕННОГО ПРОДУКТА
ДЕКАНТАЦИЕЙ

Промывка сгущенного продукта (шлама, концентрата и т. д.) в системе сгу-
стителей-промывателей методом противоточной декантации осуществляется по
типичной схеме, представленной на рис. 104.

Для легко сгущающихся пульп (при уплотнении до ж: т = 1 : 1 в шлам
и меньше) применяется схема, показанная на рис. 105. Согласно этой схеме,
пульпа после агитационного выщелачивания поступает поочередно в четыре
сгустителя и осадок последовательно промывается водой. Часть раствора из пер-
вого сгустителя поступает на выщелачивание в реакторы, а часть — на измель-
чение.
пульпа

Крепкая
Исходная*^ промывная

W Горячая
вода

Wp,C0

W,C2

Отмытый
красный
шлам

Шлам
на отмывку

М,С3

*о,Сп

Г вода

*,Со

Алюминатный
раствор

Рис. 104. Принципиальная схема непрерывной противоточной декантации для промывки
красного шлама:

/ — мешалка для разбавления автоклавной пульпы; 2 — основной сгуститель для раз-
деления шлама и алюминатного раствора; 3 — репульпаторы; /; //; III..п — сгусти-
тели -промыв ател и

Рис. 105. Схема промывки легко сгущающихся пульп:

/ — реакторы (мешалки) для выщелачивания; 2 — основной сгуститель для разделения
шлама и алюминатного раствора; I—IV — сгустителн-промыватели (все цифры на схеме
означают тонны раствора)

\Измельченй^ S°°

W0 вода

^^1змелочение\.----

11 *____1Ци

воо

•| Осаждение\

100 вода

~"~Xwo

Шлам

100

j ' О I

\ 100
ЧОО—

500

Чпо

100

ЫЮ

^бнельчейй\

ИЖ

11 к

»-| Осаждение |-

5ОВода

ЧОО

Шлам

Рис. 106. Схемы декантации, проводимой в две стадии:

а — непрерывная противоточная; б — с промывной водой в двух последних сгустителях;
в — с вакуум-фильтром в конце установки.

М — мешалки (реактор); Ф — вакуум-фильтр; 0, 1, 2. 3... — сгустителн-промыватели
(все цифры на схеме относятся к тоннам раствора)

Шлам
100

wflP'L
Успешное применение этой схемы, например, для процесса отделения спе-
ковых шламов возможно, если в процессе не используются крепкие растворы.
При употреблении в процессе крепких растворов и при медленном отстаивании
пульп может применяться одна из схем, показанных на рис. 106. На практике
имеется большое разнообразие схем промывок, однако схемы, рассмотренные
выш<, наиболее распространены. Применяются также совмещенные схемы про-
мывок, основанные на"отстаивании и фильтрации.

РАСЧЕТ СТЕПЕНИ ОТМЫВКИ ШЛАМА [101]

Для приближенного подсчета (см. рис. 104) содержания растворимых ве-
ществ в растворе, увлекаемом шламом на той или иной ступени промывки, а также
для расчета потерь этих веществ с отвальным шламом можно пользоваться фор-
мулой:

c'=7^jH-100' (231)

где с' — относительная потеря растворимого вещества от поступившего на про-
мывку со шламом, %; s — отношение количества слива к количеству раствора,
увлекаемого сгущенным шламом; п —- число ступеней промывки.

Более точные результаты при расчете промывки осадков могут быть полу-
чены на основе материального баланса твердой и жидкой фаз. Расчет ведут на
1 т твердой фазы, при этом учитывают удельные количества массы не общей жид-
кой фазы, а воды. При расчете делают следующие допущения: 1) ценные компо-
ненты находятся только в растворимом виде; 2) при репульпации происходит иде-
альное усреднение; 3) пренебрегают количеством твердого, уносимым жидкой
фазой; упариванием раствора и механическими потерями в процессе промывки;
4) ж : т в шламе на всех ступенях постоянное.

В систему сгустителей-промывателей поступает исходная пульпа и горячая
вода для промывки; из системы выводится алюминатный раствор, крепкая про-
мывная вода для разбавления автоклавной пульпы и отвальный красный шлам.

Содержание воды в ш шме IFO на всех ступенях промывки одинаково. Коли-
чество воды, уносимое с крепкой промывной водой W. равно поступающему с ис-
ходной пульпой. Отношение воды, увлеченной шламом, к количеству воды в сливе
s= W : IVO. Составление баланса воды на каждом сгустителе-промывателе по-
казывает, что количество воды W2...; Wn на каждой ступени промывки равно
количеству горячей воды, поступающей на промывку W. Тогда количество воды
в сгустителе основного разделения определяется уравнением

U7 = И7р U70,

(232)

здесь 1Тр — количество воды в алюминатном растворе.

Баланс растворимого компонента в системе сгустителей-промывателей опре-

деляется из следующих уравнений:

с0Ц70 = cnW0 + qlT
CiW'o = cnW0 + c2W
c2W0 = cnW0 + c2W

сп_1^о = cn^o 4“

или при
w Wo=s

co = cri + QS

ci = cn + C2S
Cg = Cn -|- C3S

cn-l = Cn + c„s

(233)

Здесь c — относительная концентрация растворимого компонента, г/л.
Необходимое число ступеней промывки определяется по уравнению

(234)
Концентрация растворимого компонента в крепкой промывной воде

Концентрация растворимого компонента в жидкой части отвального шлама

Степень извлечения реагента в крепкую промывную воду

Следует отметить, что концентрации растворимого компонента на каждой
стадии промывки жестко связаны между собой выбранным соотношением W и И70.

Промывка шлама не может быть абсолютной, и с ним из последнего сгусти-
теля всегда уносится определенное количество растворимого компонента. Сте-
пенью отмывки всегда задаются, исходя из экономической целесообразности.
Например, концентрация щелочи в отвальной жидкой фазе красного шлама со-
ставляет 1—3 г/л NaeO.

ФИЛЬТРАЦИЯ

Разделение полидисперсных пульп путем фильтрации более
эффективно, чем сгущением, так как в отфильтрованном мате-
риале жидкой фазы остается значительно меньше, чем в сгущен-
ном; однако процесс фильтрации малоэффективен для очень тонких
и кристаллизующихся суспензий.

Процесс фильтрации осуществляется путем подачи суспензии
на пористую фильтрующую поверхность, через которую просачи-
вается жидкая фаза-фильтрат; твердые частицы остаются на филь-
трующей перегородке в виде лепешки.

В качестве фильтрующей поверхности используют хлопчато-
бумажную ткань (бельтинг, бязь, миткаль, диагональ), шерстя-
ную (сукно, байка, войлок) и синтетическую (полихлорвиниловую,
полиамидную, капрон, виньон, саран, орлон, лавсан), а также
минеральное волокно (асбестовое, стеклянное), керамику, металло-
керамику, металлическую сетку, насыпные слои из чистого квар-
цевого песка, гранулированного шлака и других твердых мате-
риалов. Фильтрующая поверхность должна быть химически стой-
кой к действию фильтруемой среды, механически прочной и с по-
рами, такого размера, чтобы на этой поверхности задерживались
частицы фильтруемого продукта.

Применяемые в производстве фильтры можно подразделить
на фильтры периодического и непрерывного действия.

* Здесь и далее двойными подстрочными индексами обозначены соответ-
ственно номер ступени и общее число ступеней промывки.
ФИЛЬТРЫ ПЕРИОДИЧЕСКОГО ДЕЙСТВИЯ

Такие фильтры, как правило, применяются при малых масшта-
бах производства или на контрольных фильтрациях при доста-
точно длинных циклах фильтрации, так как из-за частого повто-
рения вспомогательных операций (выгрузка, сборка фильтра,
загрузка) резко снижается производительность фильтров. Для
них характерен повышенный расход фильтровальной ткани и
применение ручного труда.

Филыпр-прессы

Наиболее простым фильтром периодического действия и доста-
точно универсальным является рамный фильтр-пресс. В насто-
ящее время в промышленности применяются такие фильтры с де-
ревянными или чугунными рамами и плитами. Техническая харак-
теристика некоторых из них приведена в табл. 56.

В рифленых плитах имеются вверху сквозные каналы для
подачи суспензии, а внизу — отводные краны для удаления филь-
трата. Рамы снабжены каналами в виде тройников, проходящих
внутрь рам, для ввода суспензии в раму. Плиты и рамы имеют
сбоку приливы в виде крюков или кронштейнов для подвески на
опорных балках. На рамы надевают салфетку из фильтровальной
ткани, закрывающую раму с обеих сторон. Собранные плиты
и рамы стягиваются для уплотнения при помощи винта или гидра-
влического зажима так, чтобы сквозные отверстия в рамах и пли-
тах соединялись в общий канал. Суспензия поступает параллельно
во все рамы, осадок образуется с двух сторон на ткани, прилега-
ющей к соседним плитам, а фильтрат проходит через ткань и сте-
кает по рифлениям плиты к выходу. Промывку осадка можно
вести тем же путем.

В настоящее время промышленность выпускает камерные
автоматические фильтр-прессы (ФПАКМ) [102]. В них удачно
сочетаются преимущества фильтр-прессов и нутч-фильтров. Такой
фильтр-пресс (рис. 107) состоит из набора горизонтально рас-

Таблица 56

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАМНЫХ ФИЛЬТР-ПРЕССОВ

Фильтрую- щая поверх- ность, м2 Размер рамы, мм Число рам Число подвиж- ных плит Масса, кг Метод зажима
30 820X820 22 21 6 575 Ручной
35 820X 820 26 25 7 350 >
36 820Х 820 27 26 7 525 >
42 820X 520 32 31 8 500 >
56 820X520 42 41 10 100
83 100X1120 42 41 16 200 Гидравлический
Рис. 107. Камерный автоматический фильтр-пресс
ФПАКМ:

1 — фильтрующие плиты; 2 — стяжки; 3 — плита
верхняя упорная; 4 — коллектор для отвода
фильтрата; 5 — коллектор для подачи пульпы;
6 — натяжное устройство; 7 — фильтровальная
ткань; 8 — привод для перетяжки ткани; 9 —
камера регенерации; 10 — течка; 11 — нижняя
опорная плита; 12 — зажим электромеханический;
13 — нажимная плита; 14 — ролики; 15 — иожи
для съема осадка

положенных плит, зажатых между верхней и нижней неподвиж-
ными упорными плитами, соединенными между собой четырьмя
стержнями. Зазор между плитами 45 мм. Рабочая плита состоит
в верхней части из рамки, закрытой перфорированным листом,
под которым находится пространство для приема фильтрата.
Нижняя часть, выполненная в виде рамы, образует при сжатии
плит камеру для суспензии и осадка. Между верхней и нижней
частями фильтровальных плит расположены эластичные водо-
непроницаемые диафраг-
мы. Фильтровальная
ткань размещена на пер-
форированном листе.

В периоды фильтра-
ции, промывки осадка и
его продувки в камеры
поступают из коллектора
последовательно суспен-
зия, промывная жидкость
и сжатый воздух. При
этом фильтрат, отработан-
ная промывная жидкость
и воздух при атмосферном
давлении отводятся из
фильтра в коллектор. Оса-
док может отжиматься
диафрагмой, для чего в

пространство над диафраг-
мой подается вода под дав-
лением. После отжатия
осадка плиты раздвига-
ются, образуя щели, через
которые осадок удаляется
из фильтра с одновремен-

ным перемещением ткани.

Цикл работы фильтр-пресса в общем случае состоит из опера-
ций сжатия плит, фильтрации, промывки осадка, его продувки,
раздвигания плит и разгрузки осадка с одновременным перемеще-
нием ткани и ее промывки в особом устройстве. При этом работа
фильтра автоматизирована, что обусловливает значительное уве-
личение производительности по сравнению с фильтр-прессом,
обслуживаемым вручную. Управление фильтр-прессом осуще-
ствляется электрогидравлическим автоматом с применением реле

времени и кнопочного пульта.

Основными достоинствами фильтров ФПАКМ, кроме их полной
автоматизации и компактности, являются развитая поверхность
фильтрации (до 50 м2), возможность при помощи диафрагмы регу-
лировать толщину и влажность осадка и хорошие условия для
регенерации ткани в процессе работы фильтра.
Таблица 57

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ФПАКМ

Модель Поверх- ность фильтра- ции, м* Ширина ткани, мм Габариты, мм Масса, кг Занимае- мая пло- щадь, м*
длина ширина высота
ФПАКМ-2,5 2,5 700—750 2825 1620 2725 4 770 4,75
ФПАКМ-5 5 845—920 3375 2000 2778 6 900 6,75
ФПАКМ-10 10 845—920 3375 2000 3525 8 670 6,75
ФПАКМ-25 25 1100—1200 3780 2155 4200 14 280 8,15

Техническая характеристика этих фильтров приведена в табл. 57.

Фильтры работают под избыточным давлением 15 ат при тем-
пературе до 80° С. Они предназначены для фильтрации суспензии
с содержанием твердой фазы от 10 до 500 г/л.

Листовые фильтры

К листовым фильтрам относятся горизонтальные фильтры
типа Келли и вертикальные ЛВ-130 и ЛВАЖ-125. Основным
рабочим элементом этих фильтров служит рама, изготовленная
из стали желобчатого профиля со щелью, обращенной внутрь,
в которую вставлен рифленый металлический лист (или специаль-
ная сетка). Рама через штуцер сообщается с соответствующим
гнездом коллектора фильтра. Размещаются листы на некотором
расстоянии друг от друга в резервуаре, который герметизируется
и заполняется суспензией.

Основными частями фильтра Келли являются два барабана
(резервуара), установленные на одну основу, набор фильтрующих
рам (10 шт.), запорное устройство для герметического закрывания
барабанов и приводной механизм с пневматической машинкой
для выкатывания тележки с фильтрующими рамами при их про-
мывке. Фильтры подобных конструкций изготавливаются с по-
верхностью фильтрации до 100 м2 [10].

Фильтр ЛВ-130 (рис 108) состоит из корпуса 1, крышки 2,
набора фильтровальных рам 3, байонетного затвора 4, механизма
гидросмыва 5, коллекторов для отвода фильтрата 6, механизма
выгрузки осадка 7, состоящего из трех вращающихся ножей,
и маслосистемы для управления клапанами запорной арма-
туры [103].

Корпус фильтра — вертикальный цилиндр, внутри которого
находятся 42 рамы с отводами, соединяющимися с коллекторами
для отвода фильтрата. Подъем и опускание крышки производятся
при помощи двух гидроцилиндров. Для уплотнения корпуса
применяется резиновый шланг, в который подается воздух под
давлением 8—10 ат.
Фильтры ЛВАЖ-125 аналогичны ЛВ-130 и отличаются от них
лишь тем, что в конструкции отсутствуют вращающиеся ножи
для выгрузки осадка, а осадок удаляется гидравлически; фильтру-
ющие рамы несколько облегчены; маслосистема управления кла-
панами заменена пневматической, установлен донный клапан,
а сопла в трубе гидросмыва выполнены цилиндрическими вместо
конических.

Рис. 108. Листовой вертикальный фильтр ЛВ-130

В табл. 58 приведены технические характеристики фильтров
Келли, ЛВ-130 и ЛВАЖ-125. Эти фильтры применяются для
контрольной фильтрации алюминатного раствора. Фильтрующей
поверхностью в этом случае может служить целлюлоза, нанесен-
ная на металлическую сетку.

Промышленность химического машиностроения ГДР пред-
лагает для контрольной фильтрации высокопроизводительный вер-
тикальный пластинчатый фильтр, работающий под давлением
до 6 ат. Фильтр снабжается паровой рубашкой, позволяющей
266
Таблица 58

ТЕХНИЧЕСКИЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ ЛИСТОВЫХ ФИЛЬТРОВ [13, 103]

Основные показатели Фильтры
Келли ЛВ-130 ЛВАЖ-125
Поверхность фильтрации, м2 . . . . 50 130 125
Рабочее давление, кгс/см2: фильтрации 3 3 до 4
промывки —— 3 до 4
воды в трубе гидросмыва .... — 8—10 8—10
воды в уплотнительном шланге — 6—10 10—12
воздуха пневмоуправления (или масла в гидроприводе) — 12 6
Емкость, м3 5,2 15,6 13,5
Число фильтровальных рам, шт. . . 10 42 38
Габаритные размеры, мм: диаметр 1350 2200 2200
ширина — — 3800
высота (длина) 3675 5110 5400
Масса, кг — 8430 7000

иметь при фильтрации температуру до 170° С. Поверхность филь-
трации 8 м2 при высоте установки 1600 мм и ширине 1170 мм.
В ГДР выпускаются также центробежные дисковые фильтроваль-
ные установки, которые могут работать на полностью автомати-
зированных линиях. Фильтрация осуществляется за счет давления
пульпы, подаваемой в резервуар диаметром 1320 мм. Фильтрат
проходит через фильтрующие диски в сторону полого вала и уда-
ляется вниз. После окончания фильтрации включается двигатель
вращения дисков со скоростью 222 об/мин. Под действием центро-
бежной силы сбрасывается образовавшийся на дисках осадок.

Фильтрующая поверхность фильтра 40 м2, число дисков 43 шт.,
мощность двигателя 30 кВт, высота установки 3800 мм.

Для лучшего отделения лепешки от ткани фильтра приме-
няется определенная промывочная жидкость (для тех случаев,
если твердый продукт является отвальным). Наиболее эффективно
применение для таких фильтров вспомогательных фильтрующих
средств, которые препятствуют забивке пор фильтровальной
ткани, например ПВХ-порошок и др. Так, бельгийская фирма
«Dikalit» предлагает для этого ряд веществ, носящих следующие
названия: перлит, кизельгур и солька-флок. Первые два состоят
практически полностью из кремнекислоты, а третье вещество
представляет порошок из альфа-целлюлозы.

Известен также пальцевый напорный фильтр, работающий
под давлением до 6 ат (рис. 109). Этот фильтр по конструкции
аналогичен отечественным свечевым напорным фильтрам, которые
представляют собой вертикальный цилиндрический сосуд со
съемными крышкой и днищем. В цилиндре расположены коллек-
торы со стояками, на которых собираются фильтрующие элементы.
Пульпа под давлением подается в корпус и за счет разности да-
влений жидкой фазы проходит внутрь фильтрующего элемента
и выводится из фильтра; твердая фаза остается на поверхности.
Осадок после фильтрации снимается за счет подачи сжатого воз-
духа через свечи (или пальцы); жидкость в аппарате бурлит, смы-
вая осадок, и в виде пульпы отводится из корпуса.

Площадь фильтрации отечественных свечевых фильтров 180 м2.
Пальцевые напорные фильтры, выпускаемые в ГДР, имеют пло-
щадь фильтрации 2, 10, 20, 32 и 50 м2. Фильтрующие элементы
свечевых фильтров выполнены из пористой керамики и исполь-
зуются для кислых или нейтральных сред; пальцевые фильтры
устойчивы как для кислых, так и для щелочных горячих сред.

ФИЛЬТРЫ НЕПРЕРЫВНОГО ДЕЙСТВИЯ

Фильтры непрерывного действия применяются очень широко
и особенно эффективны при коротких циклах фильтрации с авто-
матической промывкой и разгрузкой осадка. При необходимости
на них может производиться подсушка и пропарка осадка. Вслед-
ствие непрерывности работы скорость фильтрации на них значи-
тельно выше, чем на периодически действующих фильтрах. Филь-
тры непрерывного действия высокопроизводительны, что очень
важно при многотоннажном производстве.
Барабанные фильтры 1104]

Наиболее широкое распространение в промышленности нашли
барабанные вакуум-фильтры с наружной фильтрующей поверх-
ностью (рис. ПО). Толщина осадка на ней должна быть не менее
5 мм, твердая фаза — кристаллической или аморфной, но не кол-
лоидной структуры.

Рис. ПО. Барабанный вакуум-фильтр с наружной фильтрующей поверхностью:

/ — перфорированный барабан; 2 — брызгальное устройство для подачи промывной воды;
3 — дренажная трубка; 4 — коллекторная трубка; 5 — цапфы; 6 — золотниковые шайбы;
7 — распределительные головкн; 8 — маятниковая мешалка; 9 — корыто для пульпы;
10 — боковые стенкн барабана; 11 — внутренний цилиндр; 12 — ячейка; 13 — иож для
съема осадка

Поверхность фильтрации барабанных вакуумных фильтров,
выпускаемых отечественной промышленностью, составляет от 1
до 40 м2. В глиноземном производстве наиболее широко исполь-
зуются фильтры типа БОУ-10, БОУ-20, БОУ-40 *.

* Для Ссрабанных вакуум-фильтров с наружной фильтрующей поверхностью
по ГОСТ 5748—56 предусмотрено условное обозначение, например: БОУ-Ю-2,6 —
барабанный вакуум-фильтр открытый, из углеродистой стали, с поверхностью
фильтрации 10 м2 и диаметром барабана 2,6 м.
3

Рис. 111. Золотниковые шайбы: подвижные
(а) и неподвижные (6) с прорезями в иепод-
вижной шайбе:

1 — для фильтрата; 2 — для промводы;
3 — для подсушки или пропарки осадка;

4 — для отдувки

Главным рабочим органом^фильтра^служит перфорированный
барабан, обтянутый фильтрующей тканью и закрепленный своими
цапфами в подшипниках скольжения. Привод барабана осущест-
вляется от электродвигателя через открытую передачу и редуктор;
для изменения числа оборотов установлены вариаторы.

Барабан состоит из боковых стенок и цилиндра. Полость
между цилиндром и перфорированным листом барабана разделена
продольными ребрами на ряд секций, которые ребрами жесткости
радиально разбиты на ячейки. Все ячейки при помощи дренаж-
ных трубок сообщаются с коллекторными трубками; число кол-
лекторных трубок равно числу
секций. Глубина ячеек в раз-
ных фильтрах различна — от 6
до 25 мм; число ячеек 12—24.

Барабан погружен (прибли-
зительно на 30%) в корыто,
куда подается суспензия. На
торце ьцапфы установлена рас-
пределительная головка, в ко-
торой имеется золотниковое
устройство. Головка представ-
ляет собой литой фигурный
блок, в котором имеется не-

сколько разделенных перегородками камер. Число камер опре-
деляется числом операций, выполняемых фильтром. Камеры со-
единяются с вакуум-насосом, с линией сжатого воздуха и пере-
крыты неподвижной золотниковой шайбой, прорези которой совпа-
дают с камерами головки (рис. 111). К неподвижной шайбе плотно
прижимается притертая подвижная шайба, которая жестко скре-
пляется с опорной цапфой барабана и вращается вместе с ней.
В подвижной шайбе имеются отверстия, к которым подходят кол-
лекторные трубки, и число отверстий шайбы соответствует числу
секций барабана.

Барабанный фильтр снабжен устройствами для съема осадка,
его промывки, а также приспособлениями для намотки проволоки,
закрепления ткани, заглаживания трещин и мешалкой с инди-
видуальным приводом для предотвращения отстаивания пульпы
в корыте.

Таблица 59
характеристика наиболее распространенных барабанных
ВАКУУМ-ФИЛЬТРОВ

Тнп фильтра Фильтрую- щая поверх- ность, м8 Диаметр барабана, мм Длина барабана, мм Скорость вращения, об/мин Масса фильтра, кг
БОУ-Ю-2,6 10 2612 1350 0,13—2,0 8 865
БОУ-20-2,6 20 2612 2700 0,13—2,0 13 632
БОУ-40-3,0 40 3000 4400 0,09-1,3 18 057
Барабанные фильтры имеют поверхность фильтрации от 0,3
до ПО м2. Техническая характеристика некоторых из них при-
ведена в табл. 59.

Помимо барабанного вакуум-фильтра с наружной фильтру-
ющей поверхностью, существуют фильтры с внутренней фильтру-
ющей поверхностью, а также барабанные фильтры, работающие
под давлением.

Дисковые фильтры

Дисковые вакуум-фильтры (рис. 112) служат для фильтрации
концентрированных пульп, когда необходима большая поверх-
ность фильтрации и не требуется тщательная промывка осадка.
Принцип действия этих фильтров и барабанных аналогичен. Филь-
трующая поверхность дисковых фильтров 1—260 м2, число ди-
сков 1 — 14. Фильтрация осуществляется боковой поверхностью
диска, который состоит из секторов с дырчатой (или рифленой)
поверхностью и покрыт фильтрующей тканью. Сектор у полого
вала оканчивается полой обоймой с дренажной трубкой, которой
и соединяется с продольным каналом полого вала. К торцу полого
вала прикреплена распределительная головка. Фильтры с числом
дисков до шести имеют одну, а с большим числом дисков — две
головки. Распределительные головки по устройству и принципу
действия аналогичны распределительной головке барабанного
фильтра.

Венгерская фирма «Татабаня» предлагает весьма компактные
установки дисковых вакуум-фильтров с поверхностью фильтрации
1, 2, 4, 6, 9, 12 м2, которые в собранном виде вместе со вспомога-
тельным оборудованием легко транспортируются на грузовых
автомашинах. Сегменты выполнены из пластмассы и могут рабо-
тать в любых средах.

F В глиноземном производстве наиболее часто применяются
дисковые вакуум-фильтры, техническая характеристика которых
приведена в табл. 60. Дисковые фильтры выпускаются с поверх-
ностью фильтрации от 0,2 до 260 м2.

Таблица 60

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ДИСКОВЫХ ФИЛЬТРОВ

Тип фильтра Поверх- ность фильтра- ции, м2 Диаметр диска, м Число ДИС- КОВ Скорость вращения дисков, об/мин Мощность привода, кВт Масса фильтра. кг
ДИ С-' ков^ ме- шал- ки
Д'27-1,8 27 1,8 6 0,15—0,90 1,7 1,7 5 590
Ду34-2,5 34 2,5 4 0,15—0,90 2,8 2,8 6 930
Дуб 1-2,5 51 2,5 6 0,15—0,90 2,8 2,8 8 490
Ду68-2,5 68 2,5 8 0,15—0,90 2,8 2,8 9 750
Ду 102-2,5 102 2,5 12 0,10—0,25 7,0 '0 13 512
Ду250-3,7 250 3,75 14 0,10—0,60 4,0 7,5 32 470
11

Рис. 112. Дисковый

/ — вал; 2 — подшипник; 3 — маятниковая мешалка; 4 — диск; 5 — накладка для
приспособление для съема осадка; 9, 10 — электродвигатель

Карусельные фильтры

В настоящее время в глиноземном производстве применяются
карусельные фильтры К-50-11у (рис. 113) [90], состоящие из
следующих основных узлов.

1. Подвижная рама — представлена двумя концентрическими
кольцами, соединенными между собой восемью спицами. Наруж-
ное кольцо рамы опирается на 20 опорных роликов, внутреннее —
на 12. Подвижная рама центрируется по внутреннему диаметру
при помощи восьми роликов; на ней в сферических подшипниках
установлены 24 фильтрующих паллеты (ковша). На внутреннем
кольце подвижной рамы крепится приводное зубчатое колесо.

2. Паллета — выполнена в виде горизонтального нутча высо-
той 20—30 мм с ложным днищем, на котором располагается дре-
нажная основа (коврик) и фильтровальная ткань. Дно паллеты
плоское с центральным продольным желобом, которое имеет не-
значительный уклон для лучшего стока фильтрата. Для отвода
фильтрата из паллеты на внутренний конец полой оси надет гибкий
шланг, который соединяется с неподвижной распределительной
головкой. На наружном конце полой оси закреплен двуплечий
рычаг с роликами на концах. При работе фильтра ролики катятся
272
вакуум-фильтр:

затяжки шпильки; 6 — штуцер; 7 — распределительная головка; 8 —

с редуктором; 11 — корыто с нишами

по рельсам, закрепленным на неподвижной раме фильтра и вы-
полняющим роль копира. Форма рельсов обеспечивает опрокиды-
вание ковшей в зоне выгрузки осадка и промывки ткани струей
воды.

3. Неподвижная рама — необходима для крепления напра-
вляющих рельсов, опрокидывания ковшей, а также для подвески
лотков, устройства для заливки пульпы и промывной воды.

4. Лоток для залива пульпы — емкость с прямоугольным
сечением внизу и с регулируемой шириной загрузочной щели.
Пульповой лоток распределяет суспензию по трем каналам, каж-
дый из которых заканчивается веерообразной насадкой для равно-
мерного залива пульпы по длине паллеты.

5. Лотки для подачи горячей воды на отфильтрованный от
раствора твердый материал. Их на фильтре два (иногда три) и со-
стоят они из емкостей с переливной зубчатой стенкой. Лотки могут
перемещаться по рельсам для изменения места промывки.

6. Распределительная головка — для осуществления трех опе-
раций: фильтрации (вакуум), промывки и сушки (вакуум) и от-
дувки осадка (давление). Нижняя часть головки (коллектор)
имеет 24 патрубка (по числу ковшей). Роль золотниковых шайб
играют кольцо и ячейковая шайба.
7. Привод фильтра состоит из электродвигателя, цепного ва-
риатора, редуктора, приводной шестерни, входящей в зацепление
с зубчатым колесом подвижной рамы. В зоне опрокидывания

Рис. 113. Карусельный фильтр:

/ — паллеты; // — гибкие шланги; III — распределительная головка;

1 — паллета под загрузкой; 2 — первая промывка осадка; 3 — вторая промывка осадка;

4 — третья промывка осадка; 5 — разгрузка паллеты; 6 — регенерация ткани н промывка
паллеты

паллеты находится бункер для сбора осадка и смывной воды,
а также брызгальное устройство для смыва твердого осадка
с ткани.

Рабочий цикл (полный оборот карусели) включает следующие
операции: 1) равномерную загрузку пульпы в ковш (на паллету);
274
Т а б лиц а 61

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА КАРУСЕЛЬНЫХ ФИЛЬТРОВ

Параметры Тип фильтра
К-50-Пу К-240-20у
Общая поверхность фильтрации, м2 50 240
Поверхность фильтрации активных зон, м2 . . . 44 200
Число паллет (ковшей) 24 30
Возможная скорость вращения, об/мин Наружный диаметр по фильтрующей поверх- 0,13—0,73 «0,5
ПОСТИ, м 11 20
Масса фильтра, т 40 240
Мощность электродвигателя, кВт 4,5 10,6

2) основную фильтрацию шлама до образования сухой поверх-
ности материала или до сухого бугорка; 3) первую промывку
шлама либо промывной водой после второй промывки, либо горя-
чей водой, подаваемой равномерно из промывных лотков на всю
ширину паллеты; 4) вторую промывку шлама горячей водой после
отжатия влаги первой промывки; 5) сброс промытого шлама с пал-
леты в шламовый бункер при перевороте паллеты вокруг собствен-
ной оси на 180° с одновременной отдувкой материала сжатым воз-
духом или промывной водой в обратном направлении; 6) промывку
(регенерацию) фильтровальной ткани и промывку деталей паллеты
горячей водой; 7) возвращение паллеты в первоначальное поло-
жение под загрузку суспензией.

Карусельные фильтры относятся к наливным фильтрам. Про-
цесс фильтрации у них сопровождается свободным осаждением
на фильтровальную ткань наиболее крупных частиц осадка
(шлама), при этом создается дополнительный фильтрующий слой.
Толщина лепешки таких фильтров больше, а, следовательно,
производительность по твердой фазе при прочих равных условиях
выше.

Зарубежные фирмы выпускают карусельные фильтры с по-
верхностью фильтрации от 2,5 до 200 м2; отечественные заводы
изготавливают фильтры до 100 м2; готовится к выпуску новый
карусельный фильтр К-240-20у с поверхностью фильтрации 240 м2.
Фильтры изготавливают из обычной стали (для щелочных сред)
и из кислотостойкой стали.

Техническая характеристика некоторых отечественных
карусельных фильтров приведена в табл. 61.

Ленточные фильтры

Как и карусельные, ленточные фильтры (рис. 114) относятся
к наливным [90]. Основным узлом такого фильтра служит несу-
щая трубчатая рама, по которой движется бесконечная резиновая
транспортерная лента, натянутая на приводном и натяжном бара-
банах. Лента имеет прорези и покрыта фильтрующей тканью.
Уплотнение фильтровальной ткани и резиновой ленты осуще-
ствляется за счет натяжения роликами или с помощью резинового
шнура. На одном уровне с рамой находятся вакуумные камеры,
которые через коллектор сообщаются с насосами.

Пульпа поступает на фильтр через питатель, равномерно рас-
пределяющий пульпу по ширине лепты. Помимо фильтрации, на

1 — резиновая лента; 2 — фильтровальная ткань; 3 — приводной барабан; 4 — натяжной
барабан; 5 — натяжные ролики; 6 — направляющий ролик; 7 — вакуумные камеры;

8 — коллектор для сбора фильтрата; 9 — бункер для шлама

фильтре возможны промывка и просушка осадка. Промывка может
быть одно-, двух- или трехкратная. Для промывки применяются
брызгальные устройства. Съем промытого осадка осуществляется
при перегибе ленты на приводном барабане; при этом фильтроваль-
ная ткань с помощью направляющего ролика отходит от резиновой
ленты, и осадок под действием силы тяжести падает в приемный
бункер. Возможна организация на фильтре отдувки, смывания
осадка водой или снятия специальными валками непосредственно
с барабана. Толщина лепешки осадка составляет 1—25 мм.

Таблица 62

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ЛЕНТОЧНЫХ ВАКУУМ-ФИЛЬТРОВ

Поверхность фильтрации, м« Длина фильтра, м Высота уста- новки, м Ширина ус- тановки без привода, м Скорость движения ленты, м/мин Мощность привода, кВт Масса фильтра, т
1 6,85 2,0 1,10 0,855—5,15 1,5 4,4
2 10,35 2,0 1,10 0,855—5,15 2,2 4,8
5 8,00 2,3 1,90 3,0—8,0 0,52—3,12 3,0 5,0
10 16,00 2,3 1,90 3,0—8,0 0,52—3,12 3,0 10,0
Регенерация фильтрующей ткани осуществляется за счет про-
мывки ее горячей водой при холостом движении из специальных
брызгал, расположенных в нижней части рамы.

Конструкция ленточных фильтров проста, так как отсутствует
распределительная головка и возможна тщательная промывка
осадка и ткани; однако герметизация агрегата достаточно сложна.
Отечественная промышленность выпускает ленточные фильтры
с фильтрующей поверхностью 1—25 м2. Техническая характери-
стика фильтров небольшой поверхности приведена в табл. 62.

Фильтр-сгуститель

Фильтры-сгустители (рис. 115) предназначены для фильтрации
пульп с одновременным отстаиванием. Они обеспечивают непре-
рывный процесс разделения суспензий, высокопроизводительны,

Рис. 115. Фильтр-сгуститель:

/ — цилиндрический резервуар с коническим днищем; 2 — распределительная головка;
3 — скребковая мешалка; 4 — фильтрующие патроны; 5 — подача пульпы; отвод
фильтрата; 7 — разгрузка шлама

поэтому широко применяются в производстве глинозема. Особо
успешно они могут служить в тех случаях, когда необходимо до-
277
1305

6Ы)

Рис. 116. Патрон фильтра-сгустителя

статочно быстрое отделение твердой фазы от жидкой и не требуется
высокая чистота слива по твердой взвеси (например, при отделе-
нии и промывке тонкого нефелинового и бокситового шламов после
выщелачивания спеков).

Содержание жидкой фазы в шламе фильтров-сгустителей
обычно выше, чем в шламе других фильтров. Шлам промывается
путем репульпации промывной водой с последующей фильтра-
цией на других фильтрах-сгустителях.

Фильтр-сгуститель состоит из цилиндрического резервуара
с коническим днищем, в котором работает скребковая мешалка
для удаления сгущенного продукта. Сверху резервуара радиально
установлены 23 секции, на которых вертикально крепятся па-
троны — перфорированные металлические цилиндры, обтяну-
тые фильтровальной тканью (рис. 116). Патрон может быть вы-
полнен из тонкой жести с отверстиями или из пористых колец,
нанизанных на закрытую снизу центральную трубу с радиальными
отверстиями и продольными ребрами, а также из различных
пористых материалов.

Верхняя часть патронов через секцию коллекторами соеди-
нена с распределительной головкой, при помощи которой патроны
последовательно сообщаются с источником вакуума (при филь-
трации) и источником сжатого воздуха (при отдувке, когда остаток
фильтрата из патрона выдавливается воздухом и от фильтроваль-
ной ткани отделяется осадок). Распределительная головка рас-
положена по центру в верхней части фильтра-сгустителя. Путем
замены шестерен на приводе можно регулировать скорость вра-
щения распределительной головки (золотникового устройства).
Один оборот головки соответствует полному циклу работы одной
секции, который, например, для фильтра-сгустителя с поверх-
ностью фильтрации 76 м2 при отделении нефелинового шлама от
алюминатного раствора включает: фильтрацию 1 мин 15 с; отдувку
2 с и паузу 8 с.

Вал скребковой мешалки приводится во вращение электро-
двигателем, от него же передается вращение на распределитель-
ную головку (возможна установка разных двигателей). Сгущенный
шлам скребковой мешалкой транспортируется к разгрузочному
278
конусу, где подхватывается шнековым разгружателем с шибер-
ным затвором.

Содержание взвеси в отфильтрованном растворе — не более
3 г/л; шлам сгущается до ж : т = (0,7—1,0) : 1.

Устойчивая работа фильтра-сгустителя возможна только при
равномерном питании в стабильном режиме, для чего обязательно
должен быть обеспечен перелив пульпы из фильтра в самостоятель-
ный репульпатор с подачей пульпы из него обратно на этот же
фильтр. Должны соблюдаться постоянными ж : т, крупность по-
мола, температура и концентрация раствора в исходной пульпе.

В глиноземном производстве наиболее широко применяются
фильтры-сгустители с поверхностью фильтрации 76, 96 и 115 м2,
техническая характеристика которых приведена ниже:

Поверхность фильтрации, м2....................... 76 115

Диаметр фильтра, мм.............................. 4300 5730

Фильтровальная поверхность одного патрона, м3 . . 0,55 0,55

Число патронов .................................... 138 210

Число секций .................................- . 23 21

Объем патрона, л ................................... 6 6

Вакуум, мм рт. ст.................................. 550 600

Производительность по фильтрату фильтров-сгустителей с по-
верхностью фильтрации 76 м2 при фильтрации алюминатного
раствора составляет 1,0—1,2 м3/(м2-ч), а на промывке шлама
около 2 м3/(м2-ч). Частота замены капроновой фильтровальной
ткани — не реже одного раза в сутки на основной фильтрации,
а на промывке — через 2—4 сут. Регенерацию ткани производят
в ваннах слабой соляной кислотой (3—5?4>-пый раствор).

В фильтрах-сгустителях можно фильтровать и промывать поли-
дисперспые пульпы широкого класса крупности.

РАСЧЕТ ПРОЦЕССА ФИЛЬТРАЦИИ

При постоянном давлении (если осадок несжимаем и сопротивление его за
счет разрушения пор не возрастает) объем фильтрата, прошедшего через 1 м2
поверхности фильтра, за время фильтрации т может быть выражен основным урав-
нением фильтрации:

V2 + 2РЙ1 = k2x, (238)

где V — удельная производительность фильтра, т. е. объем фильтра, прошедший
через 1 м2 поверхности за время т, м3/м2; kx — константа фильтрации, характе-
ризующая гидравлическое сопротивление фильтрующей среды; — константа
фильтрации, учитывающая режимы процесса и физико-химические свойства
осадка и жидкости; т— продолжительность фильтрации, ч.

Константы kx и k2, как правило, определяют опытным путем или берут из
практики.

Скорость фильтрации [м3/(м2-ч) ] — величина переменная и может быть опре-
делена дифференцированием основного уравнения фильтрации

dx 2(V + ki)

4т 2 24

или = +

(239)

(240)
Если по опгтгным данным построить график, где по оси абсцисс нанести ре-
зультаты фильтрации (или промывки осадка), т. е. удельный объем получаемого
фильтрата, а по оси ординат — соответствующие значения удельной продолжи-
тельности dxIdV или обратной скорости фильтрации (ч-м2/ма), то по графику
(рис. 117) получаем значения k± и k2, исходя из того, что

tg₽=x иВ=>-

Константа fej может быть выражена следующим соотношением:

гтк
га ’

а константа Ла может быть определена по формуле

Рис. 117. График зависимости
dxjd V от V

, 2 ДР

«2 —------

цга

где ДР — перепад давления при фильтрации;
р. — вязкость фильтрата; г — удельное сопро-
тивление осадка; rTR — удельное сопротивление
фильтрующей поверхности; а — масса сухого
вещества, откладывающегося на фильтре при
прохождении 1 м3 фильтрата:

а=-, рх

1 —тх

где р — плотность фильтрата; х — концентра-
ция по массе твердой фазы в пульпе; т — масса
влажного осадка на 1 кг содержащегося в нем

сухого вещества.

При нарушении структуры пор во время фильтрации удельное сопротивление

осадка г растет. Можно предположить, что г =г0 ДР”, где г0 — удельное соп-
ротивление осадка при ДР = 1 ат. п — показатель сжимаемости осадка, имею-
щий пределы 0<n< 1.

Для осадков, которые не изменяют своей структуры во время фильтрации,
ли 0, а для осадков, изменяющих свою структуру (сжимаемых), п « 1. Так,
для осадка гидроокиси алюминия п = 0,95.

Следовательно, константа k2 для сжимаемых осадков будет иметь вид:

2 ДР _ 2 ДР1-”

рг0 Дрпа Коа

k ^2ЛР(1 —т) = гЛР^Д —т)

2~ цг0ДР"рх ~ КоР*

(241)

Константа ki в меньшей степени зависит от перепада давления при фильтра-
ции, и для инженерных расчетов с достаточной степенью точности можно поль-
зоваться уравнением

гхк __ гхк (1 —

га г0 рх

(242)

Уравнения (241) и (242) наиболее часто используются для определения со-
противления ткани и осадка при известных константах фильтрации.

Необходимая поверхность фильтрации определяется из отношения общей
производительности передела по фильтрату за время фильтрации Q к удельной
производительности V, рассчитываемой по основному уравнению фильтрации

V = Vkf + k^-k^
Отсюда поверхность фильтрации F будет

F =Q,'V.

Число стандартных фильтров п можно определить, исходя из поверхности
фильтрации одного фильтра F' и коэффициента запаса ц, который для фильтров
различных типов и в зависимости от фильтруемых сред колеблется в широких
пределах:

«=77-4.

ЦЕНТРИФУГИРОВАНИЕ

Наиболее интенсивным способом разделения суспензий или
пульп следует считать центрифугирование, при котором процесс
разделения происходит под действием центробежных сил, которые
в современных центрифугах достигают больших величин [105].

По технологическому назначению центрифуги можно класси-
фицировать на фильтрующие, отстойные и сепарирующие или
осветлительные. Любая центрифуга состоит из двух основных
частей: ротора (для фильтрующих центрифуг — дырчатый барабан
или корзина, для отстойных и сепарирующих — сплошной бапа-
бан) и вала, через который передается вращение ротору. Основ-
ным показателем работы центрифуги является фактор разделе-
ния — отношение центробежного ускорения к ускорению силы
тяжести:

17 С02Г

Г — ---,

где г — радиус барабана; со — угловая скорость вращения бара-
бана:

со = л/г/30,

где п — число оборотов,
с п2г

при условии, что ускорение силы тяжести g = 9.81 приблизи-
тельно равно л2 = 9,86.

По фактору разделения все центрифуги подразделяются на
нормальные (F < 3000) и сверхцентрифуги (F > 3000). В насто-
ящее время сверхцентрифуги не находят применения в производ-
стве глинозема, однако их следует рассматривать как перспектив-
ный аппарат. Нормальные центрифуги подразделяются на пери-
одически и непрерывно действующие и классифицируются по спо-
собу разгрузки (с ручной или гравитационной выгрузкой, автома-
тические с ножевой выгрузкой, со шнековой, с пульсирующим
поршнем или с центробежной выгрузкой).

Для разделения средне- и грубодисперсных суспензий успешно
применяются трехколонные вертикальные центрифуги с ручной,
разгрузкой. Они выпускаются отстойного и фильтрующего дей-
ствия, одинаковых типоразмеров, с изменением лишь устройства
ротора. Центрифуги нормализованы с диаметром ротора от 600
до 1500 мм. Для центрифуг диаметром 1200—1500 мм характерна
меньшая скорость и фактор разделения у них 430—615. Ниже
дана техническая характеристика трехколонных фильтрующих
центрифуг.

Диаметр ротора, мм.............. 60 800 1000

Высота ротора, мм................... 350 470 600

Рабочая емкость, л................... 45 70 140

Фактор разделения............... 610—710 800—965 800—965

Скорость вращения вала, об/мин 1350—1450 730—1450 730—1450

Более распространены в промышленности подвесные вертикаль-
ные центрифуги с нижней или гравитационной выгрузкой пери-
одического действия. Основным преимуществом этого типа центри-
фуг является способность самопроизвольно принимать строго
горизонтальное положение благодаря тому, что верхний конец
вала крепится в шарнирных подшипниках опорного стакана,
который закреплен в каркасе (т. е. выше центра тяжести ротора).
Для лучшей амортизации опора снабжена резиновым буфером.

Ротор центрифуги крепится к ступице вала при помощи спиц.
Окно между спицами, соединяющими ступицу с днищем ротора,
закрывается конусом, который во время разгрузки поднимается
вверх по валу.

Отечественная промышленность выпускает подобные центри-
фуги с ротором диаметром 1000 и 1200 мм, соответственно фактор
разделения у них 1180 и 615.

Саморазгружающаяся (гравитационная разгрузка) центри-
фуга имеет коническое днище, причем угол наклона конуса больше
угла естественного откоса образующегося осадка, из-за чего
осадок после остановки центрифуги падает вниз.

Подвесные центрифуги успешно применяются в тех случаях,
когда недопустимо разрушение частиц твердого осадка. Отстой-
ные центрифуги подобного типа применяют для мелкодисперсных
осадков.

Промышленность ГДР выпускает подобные конструкции цен-
трифуг (рис. 118) с ротором диаметром 1250 мм и высотой 716—
1050 мм, скоростью вращения 920—1450 об/мин и мощностью
Двигателя 17—33 кВт. Эти центрифуги обладают повышенной
производительностью, так как снабжены программным управле-
нием и автоматизированы. Они могут быть применены в поточных
линиях.

В глиноземном производстве на заводах, перерабатывающих
нефелин, успешно применяются для отделения соды и поташа
от маточного раствора автоматические фильтрующие горизон-
тальные центрифуги со съемом осадка ножом (рис. 119). Подобные
цёйтрифуги бывают двух типов: с коренными подшипниками,
282
расположенными либо по обе стороны барабана, либо непосред-
ственно в станине у центра тяжести вращающейся системы. Пос-
ледние обладают большей устойчивостью к эксцентричным нагруз-
кам, производительность их выше, влажность осадка меньше.

В станине центрифуги закреплен вал с ротором в кожухе;
центрифуга имеет маслонапорную станцию и может быть снаб-

Рис. 118. Подвесная центрифуга^

1 — привод центрифуги; 2 — вал: 3 — барабан; 4 — кожух; 5 — труба для слива фугата;
б — крепежное устройство для твердой фазы; 7 — устройство для загрузки пульпы
в центрифугу

жена виброизолирующим устройством. Ротор центрифуги свар-
ной перфорированный, внутри которого уложено дренажное сито,
а между ними фильтровальная ткань. Ротор вращается от двух-
скоростного электродвигателя. Кожух центрифуги закрывается
крышкой, на которой размещены механизм среза осадка, регуля-
тор уровня слоя осадка, загрузочная и промывная трубы* лючки
для осмотра и ремонта механизмов. Автоматическую работу цен-
трифуги по заданной программе обеспечивает станция управления.
1l5t)

2380

Рис. 119. Автоматическая горизонтальная центрифуга со съемом осадка ножом:

I — дырчатый барабан; 2 — кожух; 3 — механизм подъема ножа; 4 — вал; 5 — течка для разгрузки твердой фазы; 6 — труба, для
слива фугата
Техническая характеристика автоматической центрифуги
приведена ниже:

Внутренний диаметр ротора, мм .................. 630

Длина ротора, мм ................................... 300

Рабочий объем ротора, л............................. 35

Максимальная загрузка, кг........................... 40

Скорость вращения ротора, об/мин................ 1850/932

Максимальный фактор разделения..................... 1200

Давление масла в гидросистеме автоматического
управления, кгс/см2............................. 6—8

Мощность электродвигатечя, кВт ...... 20,4/13,8

Габариты установки, мм:
длина........................ ................ 2380

ширина........................ ............... 1958

высота ....................................... 1158

Масса центрифуги, кг .............................. 1179

Наиболее производительными центрифугами являются непре-
рывно действующие. К ним относится горизонтальная шнековая
центрифуга. Как правило, они изготавливаются отстойного типа.
Барабан центрифуги глухой и имеет цилиндрическую (*/«) и кони-
ческую (3/«) части; внутри барабана имеется ступенчатый полый
вал со шнеком для выгрузки осадка. Барабан вращается на двух
полых цапфах. Суспензия подается по трубе в полый вал и через
окна поступает в коническую часть барабана, где происходит раз-
деление пульпы; твердая часть пульпы прижимается к барабану,
жидкость поднимается, дополнительно осветляется в цилиндри-
ческой части и через окна выводится из барабана. Твердая часть
пульпы разгружается в узком конце конической части барабана
при помощи шнека, который вращается вместе с барабаном, но
на 1,5—2% делает меньше оборотов, чем барабан. Эта разность
скоростей вращения достигается за счет дифференциального ре-
дуктора. При необходимости возможна организация -промывки
осадка.

Центрифуги подобного типа могут быть использованы для
классификации, при этом в слив выводятся мелкие классы твер-
дой фазы.

Расчет производительности фильтрующей центрифуги с но-
жевым съемом осадка можно произвести, исходя из формулы
[38]:

Q = А | FfVx„, (243)

где f — поверхность фильтрации суспензий в барабане, м2; F —
фактор разделения; V — рабочий объем барабана, м3; тп — про-
должительность питания суспензией, мин; А — коэффициент,
характеризующий сопротивление осадка.

АППАРАТЫ ДЛЯ КЛАССИФИКАЦИИ

Процессы классификации пульп или суспензий (разделение
твердых частиц по крупности на два класса) могут осуществляться
под действием гравитационных или центробежных сил. К грави-
285
тационным классификаторам относятся: конусные и камерные
гидравлические классификаторы, гидросепараторы, реечные и
спиральные классификаторы. Последние наиболее широко при-
меняются в глиноземном производстве.

Реечный классификатор представляет собой устройство, со-
стоящее из корытообразного корпуса прямоугольного сечения

Таблица 63

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РЕЕЧНЫХ КЛАССИФИКАТОРОВ
(УГОЛ НАКЛОНА 10—15», ЧИСЛО КАЧАНИЙ ГРАБЛЕЙ

12—30 В МИНУТУ)

Габариты класси- фикатора, мм Число граблей Установочная мощность, кВт Масса, т Производительность, т/ч]
' ширина длина по сливу по пескам
700 5500 1 2,0 2,5 2,2 8/1
1400 7200 2 4,0 5,5 4,0 16,0
1800 8500 2 4,5 10,0 5,0 20,5
2400 8500 2 6,5 13,0 6,8 27,5
3600 8500 4 10,0 21,0 10,0 41,0
4S00 8500 4 14,0 25,0 13,5 54,5
400 8500 4 16,0 30,0 15,5 62,5

и рамы с гребками для транспортировки песков, соединенной
с приводом кривошипно-шатунного механизма, сообщающим греб-
кам возвратно-поступательное движение, а также механизма
подъема.

Корпус устанавливается наклонно под углом 9—15° в за-
висимости от крупности разделяемых классов. Нижняя стенка
корпуса образует сливной порог, верхняя часть корпуса открыта,
и через нее выгружаются пески (крупная фракция). Пульпа
поступает в классификатор по желобу, установленному ближе
к сливному концу корпуса. Реечные классификаторы могут иметь
от одной до четырех гребковых рам в зависимости от размеров
классификатора.

Техническая характеристика некоторых реечных классифи-
каторов, применяемых в глиноземном производстве, приведена
в табл. 63. Производительность указана для материала плотностью
2,7 т/м3 и крупностью слива 0,074 мм.

Спиральный классификатор отличается от реечного механиз-
мом перемещения песков, которым служит медленно вращающа-
яся винтовая спираль (рис. 120).

В настоящее время промышленностью выпускаются спираль-
ные классификаторы двух типов: с непогруженной спиралью
(верхняя часть спирали выше зеркала слива пульпы) и с погру-
женной спиралью (нижняя часть спирали вблизи сливного по-
286
рога полностью погружена в пульпу). Оба типа классификаторов
могут быть одно- и двухспиральными. Классификаторы с погру-
женной спиралью, как правило, применяются для более тонких
пульп (не крупнее 0,1 мм). Угол наклона изменяется от 12 до
18,5°. Скорость вращения спиралей обратно пропорциональна
крупности слива и лежит в пределах от 1 до 7 об/мин.

Рис. 120. Спиральный классификатор:

1 — сливной порог; 2 — винтовая спираль; 3 — корытообразный корпус; 4 —
механизм подъема

Эффективность и производительность спиральных классифи-

каторов определяются углом наклона корпуса, числом оборотов

спирали, гранулометрической характеристикой песков и ж : т

в пульпе. Они обладают некоторыми преимуществами

реечными классификаторами: про-
стотой конструкции; возможностью
остановки и пуска без разгрузки
песков; более спокойной зоной клас-
сификации, способствующей получе-
нию равномерного слива.

Техническая характеристика спи-
ральных классификаторов приве-
дена в табл. 64 [102].

Гидросепараторы (рис. 121) пред-
ставляют собой емкость, состоящую
из цилиндр ической и конической ча-
стей. Угол наклона образующих ко-
нуса к горизонту может изменяться
до 70°. Исходную пульпу загружают
в стакан; слив с мелкими фракциями
поступает в желоб, а крупные фра-

перед

Исходная

Рис. 121. Гидросепаратор:
1 — загрузочный стакан; 2 — цилин-
дрическая часть корпуса; 3 — слив-
ной желоб; 4 — коническая
часть корпуса

кции разгружаются из конуса.

Гидросепараторы широко применяются в глиноземном произ-
водстве для классификации гидроокиси алюминия по крупности.
Наиболее распространены гидросепараторы с диаметром цилинд-
Таблица 64

ХАРАКТЕРИСТИКА СПИРАЛЬНЫХ КЛАССИФИКАТОРОВ

Габариты, мм Скорость вращения спирали, об/мин Мощность электро- двигателя привода спирали, кВт Производительность, т/сут Примечания
диаметр спирали длина корпуса по сливу} по пескам
1500 8 200 2,0—5,8 4,5—10 £40 « 1 300- -2 600 Односпиральный с непогруженной спиралью
2400 9 200 2,6—5,2 7—14 580 « 4 600—9 300 То же
3000 12 500 1,5—3,0 20—28 895 *2 5 460—10 920 »
1500 10 100 3,5—7,0 4,5-7,0 183.52* 1 600—3 200 С погруженной
2400 14 000 2,0—4,0 9,0—14 390*2 3 500—7 000 спиралью То же
3000 15 500 1,0—3,0 12—25 670 « 3 350—10 000 »
2000 8 400 3,1—6,1 14—28 800 *1 6 000—12 000 Двухспиральный с непогруженной спиралью То же
2400 9 200 2,5-5,2 14—28 1100 41 9 000—18 600
3000 12 500 1,5-3,0 28—40 1560 *! 7 500—15 000 С погруженной
1500 10 100 3,4—6,85 6,5-10 367 *2 3 000—6 000 То же
2000 13 000 2,5-5,0 12,5—20 640 *2 5 000-10 000 >
2400 14 000 2,0—4,0 18-28 892 *2 7 000-1 4000 >

•* Производительность дана приблизительно для материала плотностью 2,65 т/м*
при крупности слива 0,15 мм.

•* То же, 2,7 т/м* и 0,075 мм.

рической части 6—10 м и высотой от 2 до 5 м. Общая высота аппа-
рата — до 19 м.

Гидроциклоны (рис. 122) обладают высокой производитель-
ностью, так как разделение по крупности в них осуществляется

Таблица 65

ТЕХНИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА ЛИТЫХ ИЗ ЧУГУНА
ГИДРОЦИКЛОНОВ

Диаметр гидро- цикл он а, мм Эквивалентный диаметр питающего отверстия, мм Диаметр шламового отверстия, мм Диаметр пескового отверстия, мм Производи- тельность при напоре в 1 ат, м’/ч
150 24—40 40—70 12—50 9-25
250 40—60 50—100 17—75 18—55
360 50—70 70—150 24—100 32—100
500 60-100 ,00—215 34—150 55-200
710 155-175 150—300 48—150 215-2500
под действием центробежных сил. Они компактны и конструк-
тивно просты.

Рис. 122. Гидроциклон:

1 — цилиндрическая часть корпуса;

2 — коническая часть корпуса;

3 — штуцер для ввода пульпы;

4 — штуцер для вывода песков;

5 — сливной патрубок; 6 — штуцер
для вывода слива

Рис. 123. Бинарный гидроциклои:
1, 2 — спаренный блок гидроцикгю-
на; 3 — входная насадка; 4 — труба
для ввода пульпы; 5 — корпус
гидроциклона; 6 — труба для вы-
вода слива; 7 — сливная насадка;

8 — песковая насадка

Корпус гидроциклона состоит из цилиндрической и кониче-
ской частей. Пульпа под давлением тангенциально подается
в цилиндрическую часть корпуса, за счет этого происходит за-
кручивание пульпы. Центробежными силами более крупные
частицы прижимаются к стенке и внешним потоком выносятся
через нижний конец конической части. Мелкие фракции внутрен-
ним вращающимся потоком выносятся вверх и удаляются через
штуцер в цилиндрической части корпуса.

Гидроциклоны могут работать и отдельно, и соединенными
в батарею. Наиболее распространены в глиноземном производстве

VglO H. И. Еремин н др. 289
аппараты диаметром 150—700 мм (табл. 65). Чем меньше размеры
гидроциклона, тем со сливом выводятся более тонкие фракции
твердого.

Для повышения износоустойчивости гидроциклоны футеру-
ются резиной или каменным литьем. В последнее время стали
применять для футеровки карбиды кремния или бора и пласт-
массы, что повышает износоустойчивость в 9—10 раз.

В последние годы получили распространение бинарные гидро-
циклоны (рис. 123) [105]. Они представляют собой сдвоенные
гидроциклоны с общим входным патрубком и патрубком для вы-
хода осветленной суспензии. Каждый корпус имеет отдельную
сливную и песковую насадки.

Пульпа в верхней части распределяется на два параллельных
потока. Крупные фракции выводятся через песковые насадки,
а осветленная суспензия поднимается и попадает в сливную
камеру.

Производительность гидроциклонов по исходной пульпе
(Q л/мин) можно рассчитать по формуле Механобра:

Q = 5dBdc [ "gP, (244)

где dB —- эквивалентный диаметр входного отверстия, см; dc —
диаметр сливного отверстия, см; g — ускорение свободного паде-
ния; Р — давление, под которым подается пульпа, кгс/смг.

Производительность спиральных классификаторов по пескам
(Qn т/сут) рассчитывается по формуле

Qn = 135mD9nk,

где т — число спиралей в классификаторе; D — диаметр спирали,
м; п — скорость вращения спирали, об/мин; k — коэффициент,
учитывающий плотность материала.

Значение коэффициента k в зависимости от плотности ма-
териала может быть определено из соотношения [91 ]:

р , т/м3 ............. 2,7 3,0 3,3 3,5 4,0 4,5

k ... .... 1,00 1,17 1,23 1,43 1,67 1,96

Таблица 66

ЗНАЧЕНИЕ КОЭФФИЦИЕНТА Асл [91]

Тип классификатора &сл для размера граничных зерен, мм
0,4 0.3 0.2 0.15 о,1 0.074 0,053 0,044
С непогруженной спиралью . . 1,95 1,70 1,46 1,00 0,66 0,046 — —
С погруженной спиралью . . . — — — 2,20 1,60 1,00 0,57 0,35
Расчет производительности по сливу (Qc т/сут) для классифи-
каторов с непогруженной спиралью определяется по формуле:

Qc = mkkcn (94O2 ф- 16D),
а с погруженной спиралью

Qc = mkkc;, (75D2 4- 10D),

где kCJI — коэффициент, учитывающий крупность твердой фазы
в сливе, значения которого приведены в табл. 66.

Глава 10

РАЗЛОЖЕНИЕ
АЛЮМИНАТНЫХ РАСТВОРОВ

^настоящее время существует два промышленных способа раз-
1 ложен и я алюминатных растворов: декомпозиция и карбони-
зация. Иногда применяют комбинирование этих способов.

Декомпозиция алюминатного раствора осуществляется в де-
композерах, которые могут быть с механическим или аэролифт-
ным перемешиванием. Декомпозеры с механическим перемеши-
ванием цепной мешалкой представляют собой баки емкостью
около 400 м3. Диаметр емкости 8—10 м, высота до 10 м, скорость
вращения 7—8 об/мин. Эффективность работы подобных конструк-
ций низка, мал к. п. д., ограничен объем реакционной среды.
В настоящее время отечественные заводы оборудуются декомпо-
зерами с воздушным или с аэролифтным перемешиванием
(рис. 124, а). Такие декомпозеры представляют собой сварную
закрытую емкость, снабженную двумя аэролифтами. Емкость
современных декомпозеров 1150—1800 м3, диаметр 7,75—9,0 м,
общая высота 28,7—33,5 м.

Декомпозеры для непрерывной работы собирают в батареи;
число аппаратов в батарее 12—15. Головные декомпозеры снаб-
жают специальной системой охлаждения корпуса и водяной ру-
башкой на наружной трубе аэролифта; коэффициент теплопередачи
400—500 кал/(м2-ч-°С). Аэролифт состоит из наружной трубы
диаметром 320 мм и внутренней трубы диаметром 56 мм; он опу-
щен почти до дна декомпозера. Крепление аэролифта к крышке
декомпозера осуществляется путем растяжки на тягах. Внизу
аэролифт опирается на конус.

Давление воздуха в системе около 4 ат; расход сжатого воз-
духа 0,3—0,5 м3/(м2-мин); скорость пульповоздушной смеси
на выходе из аэролифта 1—2 м/с. Воздух, отделившийся от пульпы,
отводится из декомпозера сверху через трубу.
В настоящее время при конструировании декомпозеров стре-
мятся к увеличению их полезного объема. Так, отечественная
промышленность переходит на декомпозеры объемом 2800—
3000 м3, а за рубежом предполагается применение декомпозеров
объемом 3000—4000 м3.

Батарея декомпозеров включает в себя приемную емкость алю-
минатного раствора, систему для охлаждения раствора (скрубберы,

Рис. 124. Схемы аппаратов для разложения рас-
творов:

а — декомпозер с аэролнфтным перемешиванием;
1 — корпус; 2 — переточный аэролифт; 3 — ру-
башки водяного охлаждения; 4 — перемешиваю-
щий аэролифт; б — карбонизатор цнлнндрокони-
ческого типа; 1 — труба с инерционной ловушкой;

2 — крышка; 3 — корпус; 4 — аэролифт

пластинчатые или другие
теплообменники), нитку
декомпозеров и гидросе-
паратор для отделения
затравочной гидроокиси
алюминия от продукцион-
ной. Классификация гид-
роокиси и отмывка ее от
маточного раствора осу-
ществляются путем разде-
ления в гидросепараторе,
слив которого через гид-
роциклон поступает в мно-
гокамерный сгуститель, а
гидроокись алюминия по-
сле отжатия на фильтре
поступает в процесс как
затравка. Нижний про-
дукт гидросепаратора —
продукционная гидро-
окись алюминия посту-
пает на барабанные фильт-
ры, где отделяется от
маточного раствора и про-
мывается. Производитель-
ность фильтров на основ-
ной фильтрации около
1,5 т на 1 м2 общей повер-
хности фильтра, а на про-

мывке — 2—3 т/м2. Влажность промытой гидроокиси алюминия
10—14%.

В настоящее время схемы декомпозиции работают с автомати-
ческим поддержанием постоянного уровня пульпы в декомпозе-
рах и постоянной температуры раствора после теплообменника.
Осуществляется изменение схемы транспортировки пульпы с ис-
пользованием самотека в сочетании с пневмотранспортом, для
чего приходится увеличивать диаметр транспортных трубопро-
водов с 300 до 500 мм. Переток располагается ниже уровня пульпы,
в результате чего становится возможным чередование работы пе-
ретоков под давлением, создаваемым разностью уровней пульпы
в соседних декомпозерах, и автоматического включения транс-
портных аэролифтов. Это позволяет снизить расход воздуха
для перетока пульпы в одном декомпозере с 100 до 35—40 м3/ч.

Карбонизация алюминатных растворов осуществляется в ци-
линдрических емкостях, снабженных цепной мешалкой, полез-
ным объемом 180 м3 (см. рис. 16). Газ обычно подводится в шести
точках через боковую стенку в нижней части емкости. Давление
газа на входе в карбонизатор около 1 ат. Непрореагировавший
газ отводится через крышку бака и инерционную ловушку. При

ЗП

Рис. 125. Принципиальная схема отделения и промывки гидроокиси
алюминия;

/ — приемная емкость алюминатного раствора; 2 — декомпозер (или карбони-
затор); 3 — гидросепаратор; 4 — сгуститель; 5 — барабанные вакуум-фильтры;

6 — репульпаторы; 7 — насосы; 8 — бак для отфильтрованного
маточника.

А — алюминатный раствор; В — вода на промывку; Г — продукционная
гидроокись; С — слив гидросепаратора; ПГ — пульпа гидроокиси; ЗП —
затравочная пульпа; ПВ — промывная вода; М — маточный раствор

непрерывном процессе карбонизаторы собирают в батареи; пе-
рекачка раствора может осуществляться насосами или при по-
мощи аэролифта.

Большой масштаб производства вызывает необходимость в уве-
личении объема единичных аппаратов. За последнее время нашел
практическое применение цилиндроконический карбонизатор
(рис. 124, б), в котором газ подводится через систему радиальных
сопел в конической части корпуса, что позволяет значительно
увеличить диаметр аппарата и более равномерно распределить
газ в горизонтальной плоскости. Ниже приведены некоторые гео-
метрические характеристики для цилиндроконических карбони-
заторов.

Диаметр, м . . . . Высота, мм . . . . 6,0 7,5 9,0 12,0
конуса ... 5,2 6,5 7,8 10,5
цилиндра . . . . . . . 5,35 4,9 4,5 3,6

Ю И. Гремим и др. 293
200

310

800

450

Объем пульпы, м3 ...

Отношение объема кониче-
ской части к общему объе-
му .................. 0,25 0,31 0,37 0,49

В настоящее время существует несколько различных принци-
пиально отличающихся типов цилиндроконических карбониза-
торов, но общим у них является перемешивание пульпы газом.
Гидроокись, осаждающаяся в нижней части конуса, где не про-
исходит газация, поднимается в верхнюю область при помощи
перемешивающего аэролифта. Кроме того, находят применение
карбонизаторы с верхним подводом газа, карбонизация в которых
осуществляется при меньших затратах на подачу газа.

Отделение и промывку гидроокиси алюминия осуществляют
по различным аппаратурным схемам, одна из которых приведена
на рис. 125.

Глава 11

СХЕМЫ И АППАРАТЫ
ДЛЯ ВЫПАРИВАНИЯ РАСТВОРОВ

СУЩНОСТЬ ПРОЦЕССА ВЫПАРИВАНИЯ

ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ

g процессе переработки глиноземсодержащего сырья выпари-
вание применяется для концентрирования растворов и удале-
ния примесей, накапливающихся в процессе (сода, сульфаты, боль-
шая часть органических веществ и др.). В некоторых случаях при
комплексной переработке сырья выводимые из цикла примеси
являются побочной продукцией как, например, сода и поташ
в процессе переработки нефелинов.

Сущность выпаривания [106] состоит в том, что раствор,
нагретый выше температуры насыщения при заданных термических
параметрах (давлении и концентрации), начинает кипеть. При
этом растворитель (чаще всего вода) частично или полностью
удаляется в виде пара. Приобретенная ионами растворенных
солей энергия в этих условиях недостаточна для преодоления
сил межмолекулярного притяжения, в связи с чем они остаются
в растворе.

Образующийся пар называют вторичным паром. Вторичный
пар получается в результате следующих процессов: внутреннего
энергообмена при адиабатическом дросселировании перегретого
раствора, внешнего энергообмена, комбинированного процесса
(включает оба предыдущих), испарения воды со свободной по-
верхности жидкости.

294
Энергия, затрачиваемая на испарение единицы массы раство-
рителя, называется теплотой фазового перехода. С повышением
давления раствора при выпаривании она уменьшается.

Адиабатическое дросселирование перегретого раствора при-
водит к образованию пара самоиспарения. При этом раствор ох-
лаждается до температуры насыщения, соответствующей новому
давлению, а высвободившаяся энергия затрачивается на образо-
вание водяного пара. Таким образом, водяной пар получается
в результате внутреннего энергообмена.

Испарение воды при внешнем энергообмене происходит за
счет теплового потока, подводимого к выпариваемому раствору
от внешнего источника. Самыми распространенными теплоноси-
телями в глиноземном производстве, используемыми для выпа-
ривания, служат водяной пар отбора турбин ТЭЦ давлением 7 ат
или вторичный пар (пар испарения корпусов выпарных аппаратов
либо отработанный пар из других технологических процессов).

Комбинированный способ испарения воды является основным
способом, нашедшим применение на выпарных батареях глино-
земных заводов. Стремление уменьшить энергетические затраты
на выпаривание привело к созданию многоступенчатых выпар-
ных установок, где раствор частично нагревается с последующим
самоиспарением, частично выпаривается в изотермическом про-
цессе путем подвода теплового потока извне. В таких установках
удается значительно сократить расход пара с ТЭЦ.

Испарение воды со свободной поверхности жидкости встреча-
ется в установках глиноземного производства довольно часто.
Такой способ концентрирования является сопутствующим в не-
которых технологических процессах (например, безавтоклавное
выщелачивание, безавтоклавное обескремнивание) и представляет
большой практический интерес.

ВНУТРЕННИЙ ЭНЕРГООБМЕН
ПРИ АДИАБАТИЧЕСКОМ ДРОССЕЛИРОВАНИИ
ПЕРЕГРЕТОГО РАСТВОРА

По этому способу (рис. 126) исходный раствор нагревают при
повышенном давлении до температуры, близкой к температуре
кипения раствора при этом давлении, а затем дросселируют
в самоиспарителях различной конструкции. Для сокращения
подвода теплоносителя от внешнего источника самоиспарение
раствора осуществляют последовательно в несколько ступеней.
Образующийся при этом пар самоиспарения направляют на по-
догрев исходного раствора. Чем больше ступеней самоиспарения,
тем до более высокой температуры можно предварительно нагреть
раствор, и, следовательно, тем меньше необходимый тепловой по-
ток от внешнего источника. Однако число ступеней самоиспарения
не может быть сколько угодно большим и определяется технико-
экономическими факторами [82].

10* 295
Одним из существенных недостатков такого способа удаления
воды является ведение процесса при повышенных термических
параметрах, что требует больших капитальных затрат. Поэтому
он находит применение для удаления небольших количеств воды,
и, как правило, является сопутствующим технологическим про-
цессам, требующим для своего осуществления высоких парамет-
ров. Например, в производстве глинозема такой способ выпари-

Крепкий
раствор

Рис. 126. Принципиальная схема установки адиабатического самоиспарения:
/, //, ///, IV — подогреватели раствора; /, 2, 3 — адиабатические самоиспа-
рители

Рис. 127. Принципиальная схема установки адиабатического самонспареиня с рецирку-
ляцией (обозначения, как иа рис. 126).

вания нашел применение в процессе автоклавного выщелачивания
боксита и при автоклавном обескремнивании алюминатного раст-
вора.

Развитие этот способ нашел в схемах (рис. 127), полу-
чивших распространение в практике выпаривания морских
вод [106]. Отличием этих схем является частичное удаление воды
из раствора за один проход. Конечная концентрация достигается
путем многократной циркуляции через систему подогревателей.
Недостатками такого решения являются большой расход электро-
энергии, громоздкость и повышенные капитальные вложения.

ВНЕШНИЙ ЭНЕРГООБМЕН

Выпаривание жидкости в изотермическом процессе путем под-
вода теплоносителя от внешнего источника реализуется в одно-
ступенчатых выпарных установках. Расход теплоносителя (водя-
ного пара) на выпаривание определяется из баланса массы и энер-
гии взаимодействующих в тепловом процессе материальных
потоков.
Внешний энергообмен состоит из следующих стадий: а) на-
грева раствора до температуры кипения, б) перевода воды из жид-
кого в парообразное состояние, в) возмещения тепловых потерь
в окружающую среду.

Следовательно, общий подвод энергии в форме тепла составит:

QP = GcH (Тк - Т„) + W (Г - свТк) + 9п, (245)

где qn — тепловые потери в окружающую среду, ккал/ч; G —
расход исходного раствора, кг/ч; W — расход вторичного пара,
кг/ч; I" — энтальпия вторичного пара, ккал/кг.

Расход пара в процессе вычисляется из баланса подвода и
отвода энергии в форме тепла в выпарном аппарате, т. е.

D (tr — i'k) = Gc„ (Т'к — W (i — свТк) -|- qn",

q _ бсн (Тц — У») -ЦУ' (t" — свТк) -ф- дп (246)

1Г-

где D — расход греющего пара, кг/ч; ir, iK — энтальпия греющего
пара и конденсата, ккал/кг.

Из формулы (246) можно определить удельный расход грею-
щего пара (на 1 кг выпаренной воды). Пусть — О, Тн = Тк;
тогда формула для определения расхода греющего пара примет
следующий вид:

D = . W (Г„~-Св-к) . (247)

1 - 1к

Пусть требуется выпарить 1 кг воды из раствора, кипящего
при 120° С, обогревая его паром давлением 3 ат с температурой
132,9° С. Энтальпия вторичного пара при этом равна 639,1 ккал/кг,
а греющего 650,8 ккал/кг; энтальпия конденсата 133,5 ккал/кг.
Тогда

D _ 639,1 —1-120

W — 650,8 — 133,5 — 1

кг на 1 кг Н2О.

Таким образом, расход греющего пара на 1 кг выпаренной воды
при однократном выпаривании равен около 1 кг. С учетом тепло-
вых потерь и подвода пара для нагрева раствора до температуры
кипения этот расход повышается приблизительно до 1,1 кг.
Выпаривание раствора осуществляется либо в одном, либо в не-
скольких аппаратах (рис. 128), включенных последовательно по
раствору и параллельно — по греющему пару. Смысл установки
нескольких аппаратов заключается в повышении среднего коэф-
фициента теплопередачи, а также в меньшей забивке аппаратов
с большим выделением солей [107].

Концентрирование раствора однократным выпариванием мо-
жно осуществить либо при атмосферном давлении, либо в ваку-
уме, либо с противодавлением. Первый и последний приемы встре-
чаются крайне редко. Это объясняется тем, что при таком про-
цессе получается большое количество пара (равное заданной вы-
паренной воде), направляемое за пределы выпарки для последу-
297
ющего его использования. Потребителя этого пара найти до-
вольно трудно. Кроме того, сложно обеспечить необходимую
чистоту пара.

Выпаривание под вакуумом встречается чаще. Так как темпе-
ратура кипения в вакууме ниже, можно в качестве греющего
использовать пар низкого давления (например, из крайнего
отбора турбин ТЭЦ, от самоиспарения алюминатного раствора
автоклавной пульпы и др.). С применением вакуумных аппаратов
снижаются тепловые потери в окружающую среду.

Выпаривание в одноступенчатых выпарных установках при-
меняется для растворов с высокой физико-химической темпера-
турной депрессией, под которой понимают разность между тем-

Рис. 128. Одноступенчатая многокорпусная выпарная установка
(К — корпус выпарного аппарата)

пературами кипения раствора и чистого растворителя при по-
стоянном давлении [371.

Обозначив ее через 6, можно записать

6 = Тр - t, (248)

где 0 — физико-химическая температурная депрессия, СС; Тр —
температура кипения раствора, °C; t — температура образую-
щихся паров воды, °C.

Физико-химическая температурная депрессия увеличивается
с повышением концентрации вещества в водном растворе. Вели-
чину депрессии можно определить по справочнику [13]; справоч-
ные данные обычно относятся к условиям кипения жидкости
при атмосферном давлении. На практике, как указывалось, вы-
паривание ведут как под вакуумом, так и под давлением. В таких
случаях физико-химическая температурная депрессия 01 мо-
жет быть вычислена по следующей приближенной формуле
Тищенко [108, ПО]:

0! = 0,0038720 , (249)

где 0 — депрессия, взятая из таблиц при давлении 760 мм рт. ст.,
К; Т — абсолютная температура кипения раствора, К; г — теп-
лота испарения при давлении выпаривания, ккал/кг.
Комбинированный способ получения пара

Образование вторичного пара при совмещении внутреннего
и внешнего энергообмена между взаимодействующими материаль-
ными и тепловыми потоками в процессе выпаривания достигается
в многоступенчатых выпарных установках (МВУ). Раствор в та-
ких установках проходит ряд последовательно соединенных
выпарных -аппаратов, называемых корпусами [109]. Проходя
через эти аппараты, раствор концентрируется, нагреваясь паром,
образующимся в предыдущем корпусе.

По наименьшему давлению внутри корпуса различают ваку-
умные, атмосферные и противодавленческие МВУ.

Вакуум применяется в следующих случаях: а) раствор имеет
высокую температуру кипения при атмосферном давлении и тре-
бует высоких параметров греющего пара; б) имеется греющий пар
с низкой температурой и, следовательно, нужно снижать темпе-
ратуру кипения раствора; в) под действием высокой температуры
раствора разрушаются теплообменные поверхности из-за интен-
сивного коррозионного износа; г) под влиянием высокой темпе-
ратуры раствора из него кристаллизуются низкотеплопроводные
осадки, отлагающиеся на поверхностях теплообмена, что при-
водит к резкому снижению производительности МВУ; д) для
увеличения располагаемого температурного перепада в МВУ
(разность между температурой греющего пара и температурой
вторичного пара при наименьшем давлении в выпарном аппарате).

В тех случаях, когда получаемый в результате выпаривания
раствора вторичный пар (экстрапар) может быть использован
как теплоноситель в других теплообменных устройствах и нет
ограничений для увеличения температуры упаренного раствора,
может оказаться рациональным выпаривание под давлением.

Принцип многоступенчатого выпаривания состоит в много-
кратном использовании параметров греющего пара, потребляемого
МВУ от внешнего источника; пар из выпарного аппарата конден-
сируют в тепловом процессе нагрева и выпаривания при его вза-
имодействии с раствором в другом корпусе, температура кипения
раствора в котором ниже, чем в первом корпусе.

При совместной работе двух аппаратов удельный расход пара
(на 1 кг выпаренной воды) сокращается до —0,5 кг, т. е. почти
вдвое, при работе трех аппаратов — в 3 раза и т. д., т. е. удельный
расход пара должен уменьшаться пропорционально числу аппа-
ратов в МВУ.

В производстве глинозема наибольшее распространение полу-
чила МВУ под вакуумом. В зависимости от подключения выпар-
ных аппаратов по пару и раствору различают следующие схемы
работы МВУ.

1. Схема прямого (параллельного) тока раствора, когда ис-
ходный раствор поступает в первый корпус батареи; туда же по-
дается и свежий пар. Из первого корпуса раствор самотеком по-
Вода

Раствор

Вода

Пар с ТЭЦ / ш ш ш

Ф---°---

J Раст б ор

ПарсТЭЦ\1

Вода

Рис. 129. Схемы многоступенчатой выпарной
установки:

а — прямоточная; б — противоточная; в — сме-
шанная; I—JV — корпуса; БК — барокон-
деисатор

следовательно проходит все корпуса батареи, причем концентра-
ция его повышается от первого корпуса к последнему. Направление
движения пара такое же, как раствора (рис. 129, а).

Исходный раствор перекачивается центробежным насосом
через ряд последовательно соединенных теплообменников. Рас-
твор во всех теплообменниках (за исключением последнего по ходу
раствора) нагревается за счет теплоты конденсации отборного
пара из соответствующего
корпуса. В последний по-
догреватель направляется
греющий пар (чаще всего
из отбора турбин ТЭЦ).
В прямоточной схеме тем-
пература раствора при
входе в каждый последу-
ющий корпус падает, вслед-
ствие чего происходит ча-
стичное самоиспарение
(внутренний энергообмен).

2. Схема противотока
(рис. 129, б). Исходный
раствор подается в послед-
ний вакуумный корпус ба-
тареи, а из него насосами
последовательно перека-
чивается через все корпуса
в первый, куда поступает
греющий пар с ТЭЦ. Рас-
твор из первого корпуса
поступает в один или не-

сколько самоиспарителей. Полученный от самоиспарения пар
отводится в соответствующий по давлению корпус МВУ, а рас-
твор направляется по назначению.

3. Схема смешанного тока (рис. 129, в). Раствор поступает
в корпус, где в качестве теплоносителя используется вторичный
пар предыдущего корпуса. Далее раствор движется параллельно
движению пара. Из последнего корпуса он принудительно пере-
качивается в корпус, стоящий перед тем, куда поступает Свежий
раствор. Оттуда частично упаренный раствор перекачивается
последовательно через ряд выпарных аппаратов в первый корпус
обратно движению пара. Могут быть и другие комбинации про-
тивоточной и прямоточной схем.

ЭКСПЛУАТАЦИОННЫЕ ОСОБЕННОСТИ СХЕМ МВУ

Прямоточная схема выпарки имеет перед другими схемами
следующие преимущества: а) самоиспарение перегретого алю-
минатного раствора осуществляется в корпусе выпарного аппа-
300
рата, что приводит к интенсификации теплообмена при кипении
и затрачивается на 5—10% меньше греющего пара, чем при про-
тивотоке [1081; б) отсутствуют насосы, перекачивающие раствор
из корпуса в корпус, а следовательно, и трудности, связанные
с их эксплуатацией в условиях высоких температур и концентра-
ций щелочей.

К недостаткам следует отнести: а) получение в условиях низ-
ких температур и высокой концентрации щелочи большого коли-
чества мелкодисперсной соды и сульфатов, что затрудняет их
отделение; б) низкая эффективность теплопередачи в вакуумном
корпусе; в) низкая эффективность теплопередачи в головном
корпусе вследствие интенсивного выделения на теплообменной
поверхности низкотеплопроводной накипи в виде гидроалюмоси-
ликатов натрия.

Противоточная схема выпарки лишена большинства недостат-
ков прямоточной схемы. В этой схеме по мере концентрирования
раствора повышается его температура, что обеспечивает более
высокую интенсивность теплового процесса, так как повышение
вязкости раствора с повышением концентрации компенсируется
уменьшением ее с повышением температуры. Кроме того, повы-
шение концентрации раствора по глинозему и каустической ще-
лочи повышает растворимость кремнезема, а повышение темпера-
туры снижает ее. В связи с этим применение противоточной схемы
в значительной мере позволяет устранить накипеобразование
алюмосиликатными отложениями в головных корпусах. Однако
эта особенность противоточных схем выпарки является ее крупным
недостатком. Он состоит в том, что растворы по мере упаривания
нагнетаются по корпусам с постепенно повышающейся темпера-
турой и давлением. Поскольку концентрация упариваемого раст-
вора повышается параллельно температуре, усиливается корро-
зионное действие раствора на железо, что сокращает срок службы
кипятильных трубок [11]. В практике эксплуатации выпарных
батарей известны случаи, когда из-за интенсивного коррозионного
износа кипятильные трубки выходили из строя в течение месяца.

К недостаткам схемы следует отнести также необходимость
установки большого числа насосов, работающих в тяжелых экс-
плуатационных условиях (при повышенной температуре и кон-
центрации раствора по каустической щелочи), и больший (в срав-
нении с прямоточной схемой) расход электроэнергии на их при-
вод. Работа подогревателей раствора характеризуется более низ-
кой эффективностью теплового процесса.

ГСледует отметить, что нагрев алюминатного раствора в по-
догревателях выпарных батарей является узким местом'в процессе
выпарки вследствие следующих причин: 1) отложения в процессе
нагрева алюминатного раствора на теплообменных поверхностях
накипи в виде гидроалюмосиликата натрия, содосульфатных
осадков, органических соединений и др.; 2) забивки части тепло-
обменных трубок выделяющимися из раствора солями; 3) низкой
301
температуры теплового процесса, а в некоторых случаях (проти-
воток) — высокой концентрации щелочи.

Все эти факторы приводят к увеличению гидравлического
сопротивления в теплообменниках, низкой интенсивности про-
цесса теплопередачи и к эксплуатационным трудностям. По
этим причинам подогреватели часто выводятся из работы, и вы-
парные батареи эксплуатируются без подогревателей, что приводит
к снижению производительности процесса выпаривания и пере-
расходу пара с ТЭЦ.

В последнее время (рис. 130) разрабатывается противоточная
схема выпарки, где в значительной мере удалось устранить труд-
ности, связанные с нагревом растворов. В основу положены
следующие соображения: 1) вынесение зоны подогрева раствора

Рис. 130. Усовершенствованная противоточная схема:

I—IV — корпус выпарных аппаратов; 1 — насосы; 2 — подогреватели
смещения

до температуры кипения обусловлено тем, что 1 м2 кипятильника
стоит дороже, чем 1 м2 теплообменника; 2) теплопроцесс при из-
менении агрегатного состояния намного интенсивнее, чем ослож-
ненный предварительным нагревом раствора; 3) вторичным паром
можно нагреть раствор практически до температуры кипения при
давлении образования этого пара.

В этой схеме вторичным паром в теплообменнике смешения
нагревается раствор из предыдущего корпуса до температуры,
близкой к температуре кипения при давлении образования вто-
ричного пара. Так как нагрев производится в теплообменнике
смешения, то инкрустирование теплообменника не влияет на ин-
тенсивность теплового процесса. Но при этом происходит некоторое
разбавление раствора конденсатом водяного пара, который нужно
дополнительно выпарить. Таким образом, затраты греющего пара
на предварительный нагрев раствора эквивалентны затратам пара
для выпаривания воды.

Для того чтобы не увеличивать размеры сепаратора выпарного
аппарата, вторичный пар для нагрева раствора отбирают вблизи
зеркала испарения, как так особой чистоты его для этих целей
не требуется. С учетом того, что тепловой процесс при кипении
алюминатного раствора много интенсивнее, чем при его нагреве
в условиях однофазного движения, такое оформление процесса
позволяет увеличить производительность выпарных батарей и
302
сократить расход греющего пара с ТЭЦ. Особенно привлекательна
такая аппаратурно-технологическая схема для растворов, подле-
жащих упариванию до умеренных концентраций (Na2OK 240—
250 г/л).

Смешанная схема выпарки сочетает элементы противотока и
прямотока. Она возникла в результате поиска решений по умень-
шению недостатков прямоточного и противоточного движения пара
и раствора. В смешанной схеме сохраняются преимущества про-
тивотока, а число необходимых насосов и расход электроэнергии
уменьшаются. Применение смешанного тока находит широкое
распространение в процессе выпарки высокощелочных растворов
с осадкообразующими компонентами на отечественных глино-
земных заводах.

ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ МВУ

Целью поверочного теплового расчета МВУ является выбор поверхности на-
грева кипятильников выпарной батареи для выпаривания исходного раствора до
заданной концентрации. Обычно исходными данными являются начальные и ко-
нечные термические и концентрационные параметры, а также материальные по-
токи. Для определения поверхности нагрева вычисляют общее количество выпа-
ренной воды, определяют по корпусам температурные потери, выбирают закон
распределения полезных температурных напоров, выводят аналитические зависи-
мости по распределению тепловых потоков.

В зависимости от степени точности получаемых результатов известны не-
сколько методов теплового расчета. Наибольшее распространение получил метод
Тищенко, основанный на совместном решении уравнений теплопередачи и балан-
сов массы и энергии, составленных для каждого корпуса [ПО], а также частные
случаи этого метода.

ОПРЕДЕЛЕНИЕ КОЛИЧЕСТВА ВЫПАРИВАЕМОЙ ВОДЫ

Выпаренную воду из раствора определяют из материального баланса соли
до и после выпаривания и из материального баланса материальных потоков:

GBH=GKBK; (250)

G = GK + r; (251)

№ =G (1 —; (252)

где GK, G — масса упаренного раствора и раствора, поступающего на выпарива-
ние, кг/ч; Ви, Вк — начальная и конечная концентрации раствора, % (по массе);

— масса выпаренной воды, кг/ч.

ТЕМПЕРАТУРНЫЕ ПОТЕРИ В МВУ

В выпарной установке потери температурного напора вызываются не только
одной физико-химической температурной депрессией, существуют температурные
потери также за счет гидростатической и гидравлической температурных депрес-
сий. Таким образом, полная температурная депрессия

6„ = 0! + Aft + Ai, (253)

где ©х; Aft; Ai — физико-химическая, гидростатическая и гидравлическая де-
прессии соответственно.
Нормальная физико-химическая температурная депрессия определяется по
справочнику [13] и уточняется по формуле (253).

Гидростатическая депрессия обусловливается разностью давлений в верх-
нем и нижнем слое раствора в выпарном аппарате. Внизу жидкость закипает при
более высокой температуре, чем на поверхности от добавочного давления столба
жидкости. Поэтому, говоря о температуре кипения раствора в корпусе, имеют
в виду температуру кипения среднего его слоя в греющих трубках. Гидростати-
ческое давление для средних слоев раствора может быть определено из следую-
щего выражения:

(2S4)

где ДР — гидростатическое давление для средних слоев, кгс/м2; рж — плот-
ность парожидкостной смеси в выпарном аппарате, кг/м3; h — высота столба рас-

Рис. 131. Влияние числа ступе-
ней выпарывания на удельный
расход греющего пара

твора, м.

Истинное значение гидростатической де-
прессии меньше, чем определенное по формуле
(254). Эта формула верна для неподвижного рас-
твора и при отсутствии кипения раствора.
Ею можно пользоваться для расчетов выпар-
ных аппаратов с вползающей пленкой, где рас-
твор на 0,1—0,2 высоты кипятильных труб дви-
жется с незначительной скоростью. Для аппа-
ратов с многократной циркуляцией рекомен-
дуется принимать потерю разности температур
от гидростатической депрессии в пределах
0,60—2,00°С или пренебречь ею [68]. Замет-
ное влияние гидростатическая депрессия ока-
зывает на температурные потери в аппаратах,
работающих под вакуумом.

Для определения температурной потери
из-за гидростатического давления по формуле
(254) следует просуммировать давление в паро-
вом пространстве с гидростатическим давлением
и по таблицам насыщения водяного пара [68]

определить температуру кипения воды при
общем давлении. Разность между этой температурой и температурой кипения
воды при давлении в паровом пространстве отвечает искомой температурной

потере.

Температурная потеря из-за гидравлических сопротивлений появляется от
понижения давления вторичного пара вследствие гидравлических сопротивлений
в паропроводах между корпусами. В среднем падение температуры из-за гидрав-
лических сопротивлений составляет 1,5° С на каждый корпус МВУ.

При постоянных параметрах греющего пара и вакууме в последнем корпусе
удельный расход греющего пара при многократной выпарке уменьшается с до-
бавлением числа ступеней выпаривания, но лишь до некоторого предела. Число
ступеней, устанавливаемых в МВУ, определяют из технико-экономических сооб-
ражений [109, 111, 112].

По мере увеличения числа корпуса в МВУ наблюдается затухание кривой
удельного расхода пара, как это видно из рис. 131. Чем больше корпусов в бата-
рее, тем выше потери. Если обозначим температуру греющего пара через I, а тем-
пературу кипения раствора через то полезный температурный напор в любом
корпусе (и) выразится уравнением

(255)

Общая разность температур во всей установке соответствует разности между
температурой греющего пара первого корпуса и температурой пара в послед-
нем корпусе 1^:

Л/- =zi —-v
общ 1 IV
Оказывается общая разность температур Д?общ всегда больше суммы всех
полезных температурных напоров:

=Д^ + Д/2 + . . -+д^;

(257)

Д^общ > У А/.

Это неравенство — следствие температурных потерь в каждом корпусе выпарной
установки.

РАСПРЕДЕЛЕНИЕ ПОЛЕЗНОГО ТЕМПЕРАТУРНОГО

НАПОРА ПО КОРПУСАМ ВЫПАРНОЙ УСТАНОВКИ

Зная общую температурную депрессию в каждом корпусе выпарного аппа-
рата и общую разность температур в выпарной установке, можно определить об-
щий полезный температурный напор:

n=N n-N n=N

S Д/п = (ii - M - L en - L ДА - L (258)

n=l n=l n=l

При проектировании к распределению полезных температурных напоров по
корпусам выпарных аппаратов МВУ могут предъявляться различные требова-
ния [ПО]: 1) равная поверхность теплообмена кипятильников всех корпусов
МВУ; 2) минимальная общая поверхность теплообмена; 3) минимальная общая
поверхность теплообмена и равная — кипятильников каждого корпуса.

Для выполнения первого требования необходимо условие

где Д/л, A/j, Qn, Qj, kn, kr — полезные температурные напоры, тепловые потоки
и коэффициенты теплопередачи (п и 1—в n-ном и первом корпусе соответственно.

Выполнение второго требования определяется условием

А/п = 1Г Qn kj

А'1 У Qi' kn '

(260)

Выполнение третьего требования нетрудно вывести из сравнения усло-
вий (259) и (260). Действительно:

=1/

д<1 У

Д/п Д<п

-j—— ВОЗМОЖНО ЛИШЬ при -r-fi- = 1.

Д/х г Д<х

Но тогда Д/„ = Д/j.

Кроме того:

(261)

Qn
Qi

= 1, или
kn

Qn____kn_

Qi kx ’

(262)

т. e. тепловые потоки должны быть прямо пропорциональны коэффициентам тепло-
передачи.

На практике наибольшее значение имеет первое требование из-за унификации
выпарных аппаратов. Выполнение третьего требования встречает определенные
трудности, так как оно может быть реализовано лишь при определенном законе
распределения тепловых потоков по корпусам. Это распределение становится
возможным лишь при наличии потребителей пара низких параметров.
РАСПРЕДЕЛЕНИЕ ТЕПЛОВЫХ ПОТОКОВ ПО КОРПУСАМ

Энергия, переданная в тепловом процессе от конденсирующегося пара в кор-
пусе выпарного аппарата, приводит к удалению воды из раствора в виде пара.
Удельная (на выпаривание 1 кг воды) теплота фазового перехода равна:

при конденсации водяного пара

^п — свтп, (263)

при испарении воды

*п — cBtn,

(264)

где Хп; «п — энтальпии конденсирующегося и вторичного пара; тп; /п — темпера-
туры конденсата греющего пара и кипения раствора; св — удельная теплоем-
кость воды.

Если пренебречь отводом теплового потока в окружающую среду через
поверхность оборудования, то количество вторичного пара, получаемого в п-ном
корпусе, вычисляется по формуле

_ — свтп

п in ~— Св^п

(265)

где ап — коэффициент испарения в n-ном корпусе.

Раствор, поступающий из (п — 1)-ного корпуса, может иметь температуру
более высокую, чем в n-ном корпусе, в связи с чем происходит самоиспарение
раствора с охлаждением:

Рп =

in-i in

•п --св^п

(266)

где Р — коэффициент самоиспарения, /n_j; tn — температуры раствора на входе
и выходе из аппарата.

В общем случае величина ря может быть положительной, отрицательной и
равной нулю.

Каждый килограмм конденсата, полученного в п—1-м корпусе за счет
конденсации пара, охлаждается до температуры конденсата в греющей камере
n-ного корпуса. Энергия, переданная при охлаждении конденсата, переходит
в теплоту фазового перехода испаренной жидкости при внутреннем энергообмене
в самоиспарителе:

(267)

(268)

_ ?п-1—

” *п — СВТП ’

где уп — коэффициент самоиспарения конденсата.

Количество воды, выпаренное в n-ном корпусе:

^n = ^n«rt + (S0c))-W'1-r2-rs-. . .-Г^г)р„ +

+ -|- D2 -|- Da -|- . . . -|- Dn_j) уп,

где So; с0 — соответственно массовый расход и удельная теплоемкость исходного
раствора; IFi; 1К2; 1Г3; ...; lKn_i — выпаренная вода; расход греющего пара по
Z>i; О2; D3; ...; Dn_! корпусам.

С другой стороны,

= D„+1 |- Еп, (269)

где Dn+1 — количество греющего пара в п + 1-м корпусе; Еп — отбор пара на
n-ный подогреватель.

Тогда

£»n+i = Dnan (SBcB — — W2 — — . • • — W^n-i) Pn +

+ (^1 + -f- Ds . + Е>п_г) yn — En- (270)

Пусть a = 1; у = 0 и произведение двух или более коэффициентов самоис-
парения равно нулю. Отводом теплового потока в окружающую среду пренебре-
306
гаем. В этом случае полагаем, что энергия самоиспарения конденсата компен-
сируется теплопотерями в окружающую среду через поверхность оборудования.

Расчет тепловых потоков по корпусам рассмотрим на примере прямоточной
схемы выпарки. Воспользовавшись уравнением (270) при принятых допущениях,
имеем:

й7! = SocoPi—для 1-го корпуса, (271)

1Г2 = D2 + (Soco — Й/Д р2 —для 2-го корпуса.

Из (269):

£>2 = ЙД --fli

й"2 = ЙД - Ег + (Soco - Г,) р2;

ll"2 = Dj-|- SocoPi — + (^о — й^г) р2 = -|- VoPl —

— £i + (SqCq — Dx —SocoPj) р2;

Й'г = Dx SiZ-op! —Ex -J- 2 — -DiPa — SocoP2Pi;

Г2 = Dx (1 - p2) 4- Soco (Pi 4- p2) - Ex (272^

W 3 = Ds 4- (Soco — Й4 — W2) p3 — для 3-го корпуса

D3 =Й72—E,.

По аналогии получим:

Й73 = Dx (1 - р2 4- 2Р3) + Soco (Рт + р2 + р3) - Ex (1 - Р3) -I- Е2 (273)

Й^П = О1[1 -Рг + грз-зр!-.. .-(п- 1) р„] 4-

+ -Soco (Pl + Pa + Рз + • - • + Рп) —' Ex [1 — Рз —

— 2р4 —. . . - (п-2) р„1 - Е2 [1 -р4-

- 2р5 - . . . - (п - 3) p„J - Е^х- (274)

Сложив написанные равенства по частям, обозначив сумму коэффициентов
npnDi через X, при SjC0—чгргз У, пэя £ь; £2; Еп~х—через Zx, Z2, ...; Zn_i

n=w

и учитывая Й7„ = W, получим

Л=1

W = DjX 4- SqC0Y — — E2^2 — • • • —

Dx = 4- (W - Socoy 4- ExZx + E2Z2 4- - • • + £n-iZ„_i). (275)

Имея распределение выпаренной воды по корпусам, нетрудно вычислить
тепловые потоки по формуле:

<?П = Й7„(|„-Св/П). (276)

Аналогичный подход используется для вывода уравнений при противоточ-
ной и смешанной схемах.

Подробный вывод уравнений с различной степенью точности рассматри-
вается в специальной литературе [109—111].

ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПОВЕРХНОСТИ НАГРЕВА

Для практических расчетов, как указывалось, представляет интерес расчет
выпарной установки с равными поверхностями нагрева каждого кипятильника
выпарного аппарата. Для выполнения этого условия требуется знать распределе-
ние полезных температурных напоров по определенному закону, т. е. при

Fx = F2 = Fn = idem; (277)

Ml = Mk.M. (278)

A*i Qi kn •
Действительно, из (277), (278) и уравнений теплопередачи, составленных
для каждого корпуса, имеем

p Ci C2 n Z-J A<! k2 Qs (279)
Из (278)
C2 k1 _ . (280)
- Q, ' k3 ~Xs' (281)

Ып __ Qn ki _

~ Qi kn ~Хп'

тогда

Д/2 = AGx2;

== Д/|Л8;

Д^п =

" ^1XN

"if 4 = 40 +*2+*з + - • +*„ + •• -+*Л);
п—1

n—N

&tl 1 + х2 + х3 +. . . + хл + . . . + xN

Из (283) с учетом (280—289), имеем

n==/V

L 4

__________п—1_______________________

1 । Сг^1 । Qa^l , । Qn^l г . . . ! Qn^i

Qik2 Qi^-s Qi^n Qi^n

(282)

(283)
n=N

V1 л/ -2i ._?2

Zj ол‘k2

= A/Sv5 = Q Q Q . 07- —07 =

*1 *3 + *3 + ' ’ kn - • ’ • + ft„

(285)

Qi j_ Qz j_ Q3

k ' k ' k

K1 K2 K3

(286)

Atn -- At^Xn

. Qn

+ kN

(287)

At3 = At^x-j

Поверхность теплообмена из формулы (279) с учетом (287) выразится

F_________1 I Qi I Qg 1 Qi 1 ... 1 _2п . ।. _2лЛ ,2881

~ n=N Ь + Ь + Ь + 1 Ь + Ь I '

V aj VI п * '

7i д/п

ВЛИЯНИЕ ЧИСЛА СТУПЕНЕЙ МВУ

НА ЕЕ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТЬ

Количество выпариваемой воды в единицу времени определяется тепловым
потоком:

Q=kF At. (289)

Пусть

n=N

kF = £ Vn, (290)

n=l

где ft, F — соответственно коэффициент теплопередачи и поверхность тепло-
обмена при одноступенчатом выпаривании; ftn, Fn — то же, но в n-ном корпусе
МВУ.

Если допустить, что процесс выпаривания в МВУ осуществляется без тем-
пературных потерь, то число ступеней не повлияет на ее производительность.
При п ступеней в выпарной батарее полезный температурный напор в каждой
ступени (при равномерном распределении) равен Atln. Следовательно, в каждой
ступени выпарной установки будет передан тепловой поток в п раз меньше, чем
в одной ступени. Таким образом, лишь в идеальном случае при принятом допу-
щении производительность МВУ будет такой же, как одной ступени. На практике,
однако, температурные потери неизбежны и растут с числом ступеней в батарее.
Поэтому производительность МВУ понижается с добавлением ступеней выпари-
вания.
ИСПАРЕНИЕ ВОДЫ СО СВОБОДНОЙ
ПОВЕРХНОСТИ ЖИДКОСТИ

В технологических процессах, где химическая реакция осу-
ществляется в течение длительного времени при атмосферном
давлении и температуре 90- -100° С в мешалках, происходит ох-
лаждение нагретых жидкостей с открытой поверхности. Тепловой
поток (Q ккал/ч), переданный жидкостью в окружающую среду
при испарении, вычисляется по формуле

Q = D (Л — dср), (291)

где D — количество испарившейся жидкости, кг/ч; X — энталь-
пия образующихся паров, ккал/кг; с — средняя теплоемкость
жидкости, ккал/(кг-°С); /ср — средняя температура охлаждаемой
жидкости, °C.

Количество испарившейся воды [113] со свободной поверх-
ности

Z) = FC(P1-Pn)^, (292)

где F — поверхность испарения, м2; С — опытный коэффициент
влагообмена, зависящий от скорости воздуха, кг/(м2-ч-мм рт. ст.);
Рг — давление насыщенных паров (при температуре поверхности
воды), мм рт. ст.; Рп — парциальное давление водяных паров воз-
духа, мм рт. ст.; В — барометрическое давление, мм рт. ст. Коэф-
фициент С определяется из формулы

С = 0,0229 ф-0,0174п, кг/(м2-ч-мм рт. ст.), (293)

где v — скорость воздуха над поверхностью испарения, м/с.

В условиях относительно неподвижного воздуха количество
испаряющейся влаги (W кг/ч) определяется по формуле

W = 0.00965F (Л - Рп). (294)

Поверхностное испарение происходит лишь в тех случаях,
когда Р± >• Рп. Если < Рп, то водяные пары воздуха конден-
сируются на поверхности жидкости.

ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ
ПРОЦЕССА ВЫПАРИВАНИЯ

Выпарка является технологической операцией, во многом опре-
деляющей затраты пара от внешнего источника в производстве
глинозема. В связи с этим важнейшей задачей является анализ
и синтез схем выпаривания высокого термодинамического совер-
шенства. Многоступенчатое выпаривание представляет ориги-
нальное решение схемы регенерации тепла при передаче энергии
пара от внешнего источника к кипящему раствору.

Степень термодинамического совершенства выпарной батареи
часто оценивается удельным (на 1 т выпаренной воды) расходом
310
пара с ТЭЦ или тепловым потоком, подведенным с греющим паром
на выпаривание. Такой способ оценки нельзя признать правиль-
ным. Действительно, при определенных условиях одноступенча-
тое выпаривание одного и того же количества воды может оказа-
ться более экономичным в сравнении с МВУ. Покажем это на
примере анализа эксергетического к. п. д. выпарного аппарата:

п - (1 Т'х/Т'б) 1 — 7\/7\в

1в~ AQ (1 - Tx/Tsr) ~ 1 - Tx/Tsr ’

где AQ —тепловой поток, подведенный с греющим паром и от-
веденный со вторичным паром; TSB, Tsr-—температуры вторич-
ного и греющего пара. Анализируя выражение для эксергети-
ческого к. п. д. процесса, заметим, что единственным требованием
повышения эксергетического к. п. д. является сближение темпе-
ратур греющего и вторичного пара, т. е.

i]B — 1 при TST - ТSB -> 0. (296)

Учитывая, что Tsr = TSB + 0В + btB, условие повышения к. п. д.
запишется в виде

Т1В—1 при ев + 6/в^0, (297)

где 6В, 6/в — соответственно физико-химическая температурная
депрессия и полезный температурный напор в выпарном аппа-
рате.

Из (297) следует, что нужно стремиться выпаривать раствор
с меньшей депрессией и с малым полезным температурным напо-
ром. Поэтому разработка технологических решений, направлен-
ных на снижение физико-химической температурной депрессии
при выпаривании, является перспективной с точки зрения повы-
шения термодинамического совершенства выпарки. В качестве
примера такого решения можно привести повышение параметров
выщелачивания боксита, позволяющих снизить концентрацию
оборотного раствора, а следовательно, и температурную депрес-
сию при выпаривании.

Уменьшение полезного температурного напора можно достичь
путем увеличения кратности использования пара в МВУ при за-
данном общем полезном температурном напоре. В некоторых слу-
чаях может оказаться более целесообразным одноступенчатое
выпаривание или с ограниченным (2—3 ступени) числом ступеней,
если процесс может быть осуществлен при меньшем полезном
температурном напоре. Однако при этом требуется выполнение
еще одного требования: выходящие тепловые потоки вторичного
пара и раствора должны быть использованы с эксергетическим
к. п. д., не меньшим чем в процессе выпаривания. В противном
случае общий эксергетический к. г. д. выпарной батареи будет
низок из-за малого коэффициента использования материальных
потоков <ри при их взаимодействии в тепловом процессе с окружа-
ющей средой. О целесообразности в некоторых случаях односту-
пенчатого выпаривания указывалось ранее [107]. На основе ана-
лиза различных тепловых схем выпарных батарей показано,
что если А/„ = idem; Э — idem; Wn = idem, то D — idem, где
А/, Э, Wn, D — соответственно полезный температурный напор,
количество выработанной турбиной электроэнергии, количество
выпаренной воды, расход пара из котельной для питания турбины
в анализируемых тепловых схемах.

Анализ тепловых процессов на выпарке особенно затруднен
при усложнении ее схемы. Так, например, использование вторич-
ного пара самоиспарения при обескремнивании алюминатных
растворов или отбор на сторону вторичного пара приводит к боль-
шим колебаниям расхода греющего пара от внешнего источника
в ту или иную сторону.

При большом отборе вторичного пара на сторону из различных
ступеней выпарки возрастает расход греющего пара с ТЭЦ, но
это нельзя считать ухудшением работы выпарной батареи, так
как отработанный пар полезно используется и, таким образом,
заменяет другой теплоноситель. При использовании отработан-
ного пара со стороны наблюдается уменьшение расхода греющего
пара, хотя очевидно, что это уменьшение не имеет никакого от-
ношения к совершенству теплового процесса на выпарке. Воз-
никшую трудность предлагалось устранить введением специаль-
ных коэффициентов, учитывающих качество теплоносителей. Од-
нако введение этих искусственных приемов практически ничего
не дало для анализа тепловых процессов на выпарке. Строгий тер-
модинамический анализ оказался возможным лишь на основе
эксергетического метода, который базируется на законах класси-
ческой термодинамики (первом и втором) и массовых материаль-
ных балансах [66, 67, 114].

Относительная оценка термодинамического совершенства теп-
лового процесса в выпарной батарее может быть получена на
основе вычисления ее эксергетического к. п. д. Отклонение ре-
ального процесса вследствие потерь от необратимости от идеаль-
ного в абсолютном выражении можно характеризовать удельными
(на 1 т выпаренной воды) эксергетическими потерями или перерас-
ходом топлива:

Пв = (298)

V' рх' — ех

или П = . (299)

Эксергетические потери, вычисленные по формуле (299), оп-
ределяют перерасход топлива в котле ТЭЦ, вызванный лишь
необратимостью процесса на выпарке. Действительный перерасход
топлива в котле ТЭЦ для функционирования термодинамической
системы выпарки больше вычисленного и является отражением
суммарных эксергетических потерь от необратимости всех про-
312
цессов: от потерь при сжигании топлива до отведенной эксергии
материальных потоков в окружающую среду (потери в котле ТЭЦ,
трубопроводах, камерах отбора турбин, выпарке).

Термодинамический анализ выпарки производится на основе
соотношений, выведенных в гл. 4.

КОНСТРУКЦИИ ВЫПАРНЫХ АППАРАТОВ

В глиноземном производстве нашли применение выпарные
аппараты с трубчатой теплообменной поверхностью. Основные
из них предусмотрены ГОСТ 11987—73. На рис. 132 представлен
выпарной аппарат вертикального типа с естественной циркуля-
цией и соосной греющей камерой.

Раствор поступает через патрубок 12, откуда подается к тру-
бам, где по мере продвижения вверх вскипает. Выпаренный раст-
вор поступает в сепаратор, где происходит разделение жидкой
и твердой фаз. Вторичный пар проходит брызгоуловитель, осво-
бождается от капель раствора и через патрубок 6 удаляется из
аппарата. Греющий пар поступает через патрубок 1 в межтруб-
ное пространство, где конденсируется; конденсат удаляется через
патрубок 15. Поверхность нагрева таких аппаратов 700—800 м2;
высота кипятильных трубок 6—7 м; диаметр греющей камеры
до 2 м. Аппарат предназначен для некристаллизующихся раство-
ров и не образующих накипь на теплообменных поверхностях.

Наиболее распространенной в производстве глинозема явля-
ется конструкция пленочных выпарных аппаратов с восходящей
пленкой и соосной греющей камерой (рис. 133). Аппарат предназ-
начен для выпаривания пенящихся растворов и не образующих
осадок на поверхности теплообмена.

Греющая камера состоит из кипятильных труб размером
57x3,5, заключенных в цилиндрический корпус. Концы труб
завальцованы в трубные доски, приваренные к торцам корпуса
аппарата. К верхней части греющей камеры крепится сепаратор
с горизонтальным или вертикальным жалюзийным брызгоулавли-
вателем. Раствор поступает через патрубок 12 в трубы греющей
камеры, где вскипает под действием теплового потока, переданного
при конденсации греющего пара. Образующийся вторичный пар
поднимается, увлекая раствор, который вползает тонкой пленкой
на поверхность трубок. На выходе из труб пар отделяется, направ-
ляется в сепаратор и через патрубок 6 удаляется из аппарата.
Крепкий раствор отводится через патрубок 2.

Циркуляция раствора в пленочных аппаратах отсутствует.
Для введения процесса в области «снарядного» и «стержневого»
режима кажущийся уровень раствора рекомендуется поддержи-
вать на х/4 высоты кипятильных трубок. Поддержание уровня
раствора ниже этой воды может привести к работе аппарата в усло-
виях «сухой стенки». При уровне выше оптимального кипение
будет происходить в области режима пузырькового кипения,
что снизит эффективность работы аппарата. Греющий пар поступает
через патрубок 1 в межтрубное пространство, при соприкоснове-

Рис. 132. Выпарной аппарат с естественной
циркуляцией и соосной греющей камерой:
/ — греющая камера; II — сепаратор;
III — циркуляционная труба; IV — брыз-
гоуловитель; V — отбойный щиток; 1 —
патрубок для подвода греющего пара;
2 —патрубок для отвода крепкого раствора;
3 — патрубок для отвода неконденсирую-
щихся газов; 4 — патрубок для установки
манометра; 5 — патрубок для удаления
воздуха из парового пространства аппарата;
6 — патрубок для выхода вторичного пара;
7 — патрубок для промывки трубного про-
странства; 8 — смотровое окно; 9 — люк
для осмотра сепаратора; 10 — патрубок
для установки термометра; 11 — патрубок
для забора пробы; 12 — патрубок для
подвода раствора; 13 — указатель уровня
конденсата; 14 — патрубок для слива
раствора; 15 — патрубок для выхода
конденсата; 16 — патрубок для промывки
межтрубного пространства; 17 — люк на
греющей камере

Рис. 133. Пленочный выпарной
аппарат с восходящей пленкой
(обозначения те же, что и на
рис. 132)

нии с поверхностью труб он конденсируется. Конденсат удаляется
из аппарата через патр)бок 15.

Аппараты применяются с поверхностью теплообмена 700—
900 м2 и длиной кипятильных труб 7—9 м; высота аппарата 10—
314
15 м. При освоении производства глинозема по способу Байера
на отечественных глиноземных заводах была запроектирована
четырехступенчатая прямоточная выпарная установка, составлен-
ная из аппаратов с восходящей пленкой. Однако после накопле-

ния в цикле кремнезема, соды,

сульфатов и органических веществ
она оказалась неработоспособной.
В дальнейшем выпарные отделе-
ния были переведены на работу на
менее термодинамически совер-
шенные трех- и двухступенчатые

Рис. 135. Выпарной аппарат с вынесен-
ной греющей камерой:

VI — переходная камера с коробом
(остальные обозначения те же, что и на
рис. 132)

Рис. 134. Выпарной аппарат с есте-
ственной циркуляцией и вынесенной
зоной кипения:

VII — труба вскипания (остальные
обозначения те же, что и на рис. 132)

схемы выпаривания. Поиски решений, позволяющих практически
реализовать четырех- и пятиступенчатые выпарные батареи, при-
вели к внедрению аппаратов других типов. Из перспективных
аппаратов, которые могут работать в условиях инкрустирующих
растворов, следует отметить различные разновидности аппаратов
с вынесенной зоной кипения. На рис. 134 представлен выпарной
аппарат с естественной циркуляцией, имеющий соосную греющую
камеру и вынесенную зону кипения раствора.

В аппарате данной конструкции процесс кипения раствора
происходит не в кипятильных трубках, а в трубе вскипания
VII, установленной над греющей камерой. Высота трубы веки-
пания зависит от давления и концентрации раствора. Циркуля-
ция раствора в аппарате осуществляется из сепаратора через цир-
куляционную трубу, греющую камеру в сепаратор.

Раствор поступает через патрубок 12. Вторичный пар, пройдя
сепаратор и брызгоуловитель, освобождается от капель увлечен-
ного раствора. Пар выходит из аппарата через патрубок 6, креп-
кий раствор удаляется через патрубок 14. Греющий пар поступает
через патрубок 1 в межтрубное пространство аппарата, где кон-
денсируется. Конденсат удаляется через патрубок 15. Аппарат
имеет поверхность теплообмена до 1000 м2, диаметр греющей ка-
меры до 2 м; высота аппарата до 14 м. Он предназначен для упа-
ривания растворов с выделением накипи, удаляемой при промывке.
Внутренние стенки кипятильных труб выпарных аппаратов
с вынесенной зоной кипения менее подвержены зарастанию
накипью. Существуют и другие разновидности выпарных аппа-
ратов с вынесенной зоной кипения, например аппарат Ле-
вина [115].

При выпаривании алюминатных растворов до концентрации
каустической щелочи 290—295 г/л применение выпарных аппа-
ратов с вынесенной зоной кипения и естественной циркуляцией
в условиях продукционного корпуса позволило практически реа-
лизовать четырехступенчатую противоточную выпарную бата-
рею. При этом в таких аппаратах удалось достичь средний коэф-
фициент теплопередачи 1000 ккал/(м2-ч-°С) при полезном темпе-
ратурном напоре 10—12° С. Межпромывочный период составлял
20 ч. Промывка осуществлялась маточным или слабощелочным
раствором.

Разновидностью аппаратов с естественной циркуляцией и
кипением раствора в трубах является выпарной аппарат с вы-
несенной греющей камерой (рис. 135). Аппарат состоит из вынос-
ной греющей камеры I, сепаратора II и циркуляционной трубы
III. Греющая камера состоит из труб размером 57x3,5. Она сое-
динена с сепаратором коробом VI. В сепараторе II производится
разделение твердой и жидкой фаз. Далее через брызгоуловитель
IV, освободившись от капелек раствора, вторичный пар удаляется
через патрубок 6, а раствор из сепаратора по циркуляционной
трубе поступает в греющую камеру. Циркуляция осуществляется
за счет разности плотностей жидкости и парожидкостной эмульсии
по замкнутому контуру через циркуляционную трубу в греющую
камеру. В камере раствор вскипает за счет подведенного к нему
теплового потока в тепловом процессе между конденсирующимся
паром и раствором. Греющий пар поступает через патрубок I
в межтрубное пространство аппарата, конденсируется и удаляется
через патрубок 12.

Аппарат предназначен для растворов с незначительным обра-
зованием нерастворимых отложений на теплообменных поверх-
ностях, удаляемых механическим способом. С этой целью камера
вынесена и доступна для очистки. Поверхность нагрева применя-
316
емых аппаратов 700 м2, длина трубы 7 м; диаметр греющей ка-
меры до 2 м.

Из аппаратов с естественной циркуляцией применяются аппа-
раты (рис. 136) вертикального типа с внешней циркуляционной
трубой (НИИхиммаш — БАЗ) (рис. 136). Раствор через патрубок
12 поступает в кольцевой зазор, образованный обечайкой греющей

Рис. 136. Выпарной аппарат с есте-
ственной циркуляцией (обозначения
те же, что и иа рис. 132)

Рис. 137. Выпарной аппарат с прину-
дительной циркуляцией, соосной грею-
щей камерой и вынесенной зоной кипе-
ния;

VIII — циркуляционный насос с элек-
тродвигателем; 18 — компенсатор
(остальные обозначения те же, что и на
рис. 132)

камеры и обечайкой корпуса выпарного аппарата III, использу-
емой в качестве циркуляционной трубы. Раствор, опускаясь,
попадает в кипятильные трубки. За счет подвода теплового
потока в межтрубную часть греющей камеры раствор в трубках
начинает кипеть и подниматься в верхнюю часть аппарата, где
в сепараторе II происходит отделение вторичного пара от раствора.
Вторичный пар отводится через патрубок 6, а крепкий раствор —
через патрубок 2. Оставшаяся часть раствора в аппарате опуска-
ется по циркуляционной трубе. Циркуляция осуществляется
за счет разности плотностей раствора после сепарации пара и па-
рожидкостной эмульсии в трубках. Аппараты могут успешно
применяться для растворов с небольшим выделением из них
твердой фазы.

К перспективным аппаратам для работы на кристаллизующих-

ся вязких растворах следует отнести выпарные аппараты
(рис. 137) с принудительной циркуляцией, соосной греющей ка-
мерой и с вынесенной зоной кипения.

Этот аппарат по конструктивному оформлению подобен ап-
парату с естественной циркуляцией и вынесенной зоной кипения.

Рис. 138. Выпарной аппарат с па-
дающей пленкой:

IX — верхняя растворная камера;
X — нижняя растворная камера
(остальные обозначения те же, что и
на рис. 132)

Отличие состоит в том, что он допол-
нен циркуляционным насосом, уста-
новленным между греющей камерой
и циркуляционной трубой. Цирку-
ляция раствора осуществляется по
замкнутому контуру: сепаратор, цир-
куляционная труба, греющая камера,
сепаратор. Насос обеспечивает ско-
рость раствора в трубках 2—2,5 м/с;
потребляемая мощность двигателя
200—250 кВт; поверхность нагрева
таких аппаратов до 1000 м2; диаметр
греющей камеры до 2 м; высота ки-
пятильных труб 7 м; высота сепара-
тора до 15 м. Эти аппараты освоены
для упаривания содопоташных рас-
творов, являющихся продуктом ком-
плексной переработки нефелинов.

В настоящее время аппарат та-
кого типа успешно проходит испы-
тания на алюминатных кристаллизу-
ющихся растворах глиноземных заво-
дов, работающих по способу Байера.

В особую группу выпарных аппаратов следует выделить ап-
параты, работающие по принципу падающей пленки. Отличием
этих аппаратов от аппаратов других типов является иной меха-
низм теплопроцесса в них. В аппаратах с падающей пленкой
теплообмен практически не зависит от поверхностной плотности
теплового потока. Вследствие наличия устойчивой пленки при
входе в трубы тепловой процесс здесь интенсивен даже в режиме
нагрева раствора и поверхностного кипения. В аппаратах практи-
чески отсутствует гидростатическая депрессия. Перечисленные
особенности сделали его незаменимым для работы в условиях
вакуумного корпуса, где достигаются коэффициенты теплопере-
дачи 1300—1400 ккал/(м2-ч-°С) против 600—1000 ккал/(м2-ч-°С)
в аппаратах других типов без принудительной циркуляции.

На рис. 138 представлен выпарной аппарат с падающей плен-
кой. Отличие конструкции этого аппарата от аппарата с восхо-
дящей пленкой состоит в том, что раствор здесь подается сверху,
а пар отводится снизу. Раствор поступает в верхнюю растворную
камеру IX. Для создания пленочного движения раствора по тру-
бам применяются различные оросительные устройства. Наи-
большее применение нашли различного типа насадки, устанавли-
ваемые в каждую кипятильную трубку. Поступая в такие насадки
(см. рис. 138), поток закручивается и стекает по периметру трубы.
Образующийся вторичный пар в тепловом процессе между кон-

денсирующимся греющим паром и
раствором движется практически
по всему сечению трубы парал-
лельно пленке раствора, затем пар
и раствор попадают в сепаратор II,
откуда вторичный пар отводится из
аппарата через патрубок 6, а рас-
твор — через патрубок 2. Греющий
пар поступает через патрубок 1,
а конденсат удаляется через патру-
бок 2.

Основной конструктивный недо-
статок аппаратов этого типа — это
пленкообразующие устройства. Тан-
генциальные насадки надежны, обе-
спечивают идеальное распределение
потока по трубам, но ремонт аппа-
ратов с заменой таких насадок
встречает определенные трудности.
Для полной замены насадок, на-
пример одного кипятильника с по-
верхностью теплообмена 700 м2, не-
обходимо изготовить 643 насадки.
В настоящее время ведется актив-
ный поиск простых и надежных
оросительных устройств.

Особенности процесса в выпар-

Рис. 139. Адиабатический само-
испарнтель:

а — объемный; б — циркуляцион-
ный

пых аппаратах с падающей плен-

кой делают их интересными для концентрирования раство-
ров с обильным выделением твердой фазы. При этом не наблю-
дается «запечатывания» труб осадком, как это имеет место в аппа-

ратах других типов. Однако основная причина, по которой пле-

ночные аппараты не рекомендуются для концентрирования раство-
ров с накипеобразующими компонентами, состоит в том, что
кристаллизация солей в непосредственной близости к стенкам
труб здесь не устранена. Для уменьшения кристаллизации
предложена интенсивная циркуляция раствора, которая по
плотности орошения в 5—10 раз превышает таковую в обыч-
ных аппаратах с падающей пленкой. Такое орошение дости-
гается за счет установки специального циркуляционного на-
соса.
На одном из глиноземных заводов в течение длительного
времени накоплен большой статистический материал по эксплу-
атации таких аппаратов. На основе этих выпарных аппаратов
удалось практически осуществить выпарку в четырехступенчатой
выпарной батарее смешанного тока. Однако несмотря на боль-
шую потребляемую мощность электродвигателя для привода
насоса (220 кВт), устойчивая работа аппарата оказалась воз-
можной при промывках слабощелочной водой (использовали
фильтрат после промывки гидроокиси алюминия) через 12—13 ч.
Таким образом, опыт введения принудительной циркуляции для
выпаривания инкрустирующих поверхность теплообмена раство-
ров в аппаратах с падающей пленкой нельзя признать удачным.
В настоящее время ведется поиск других решений, которые
бы позволили работать выпарным аппаратам, в том числе и
пленочного типа, в течение длительного периода без про-
мывок.

Из аппаратов, работающих по принципу получения пара на
основе внутреннего энергообмена, нашли применение объемные
и циркуляционные адиабатические самоиспарители (рис. 139).
Объемный самоиспаритель представляет собой цилиндрический
сосуд с коническим днищем, установленный вертикально. Внутри
этого сосуда соосно установлена труба, по которой поступает
пульпа или раствор. Дросселирование перегретой жидкости осу-
ществляется через отверстие, площадь сечения которого зависит
от положения регулировочной иглы. В результате адиабатического
дросселирования жидкости образуется вторичный пар, который
отбирается из верхней части самоиспарителя, а охлажденный
раствор (пульпа) выгружается через нижнюю часть сепаратора.
Внутри самоиспарителя помещены отбойные щиты для уменьше-
ния эрозионно-кавитационного воздействия парожидкостной
пульпы на стенки сепаратора. Для очистки пара в верхней части
сепаратора установлены брызгоуловители.

В циркуляционных самоиспарителях испарение осуществля-
ется в режиме кипения по мере понижения гидростатического
давления в восходящей ветви циркуляционной трубы. По сравне-
нию с объемными в циркуляционных самоиспарителях получа-
ется более чистый пар, и они характеризуются большей эксплуата-
ционной надежностью (нет необходимости в поддержании уровня
жидкости). Недостатками таких самоиспарителей является воз-
можность забивки циркуляционной трубы при дросселировании
жидкости с твердой фазой, склонной к комкованию, и зарастание
поверхности.
Глава 12

ПРОЦЕСС КАЛЬЦИНАЦИИ
ГИДРООКИСИ АЛЮМИНИЯ

ОСНОВЫ ТЕОРИИ И ТЕХНОЛОГИИ

Кальцинация—это процесс обжига гидроокиси алюминия
при температуре выше 1100° С с получением технической
окиси алюминия — металлургического глинозема для электро-
литического производства алюминия и неметаллургического
глинозема для различных отраслей промышленности (электро-
технической, электровакуумной, автомобильной, керамической
и т. д.).

При обжиге материала последовательно протекают процессы
сушки и дегидратации алюминия и прокалка окиси алюминия,
сопровождающаяся частичной перекристаллизацией у-А12О3
в а-А12О3:

А (ОН), —-----=-» А1 (ОН)3---А1ООН ---------->

V /о влажный \ fo сухой -
гидраргиллит бемит

л 1 гч 920-950° С л .

------> Т"А12О3 > а-А12О3.

Металлургический глинозем получают прокалкой при 1200—
1250° С в течение 15—30 мин. В этих условиях вследствие малой
скорости превращения у —»а-А12О3 в конечном продукте содер-
жится 25—60% а-А12О3 и 40—75% у-А12О3. Такой глинозем в от-
личие от 100%-ной у-А12О3 практически не гигроскопичен.

Неметаллургический глубоко прокаленный глинозем, содер-
жащий >85% а-А12О3, получают при 1300—1400° С, а активный
у-глинозем — при 900—1100° С.

Технологические и аппаратурные условия осуществления
процесса кальцинации должны обеспечивать: 1) минимальный
удельный расход топлива; 2) минимальные капитальные и эксплу-
атационные затраты; 3) получение готовой продукции нужного
качества.

Качество различных сортов глинозема регламентировано
ГОСТом (табл. 67), а кроме этого, определяется крупностью и
формой зерен, насыпной плотностью, растворимостью в крио-
лито-глиноземном расплаве и другими важными характеристи-
ками. ГОСТом ограничено содержание в глиноземе лишь основных
вредных примесей, всегда присутствующих в нем вследствие
специфики производства — Na2O, Fe2O3, SiO2, п. п. п. (влага).
Щелочь и влага, попадая в электролит алюминиевых ванн, вза-
имодействуют с дорогостоящим и дефицитным A1F3 с образо-
ванием NaF и газообразного HF, отчего увеличивается расход
фтористых солей. Железо и кремний как более электроположи-
ТЕХНИЧЕСКИЕ ТРЕБОВАНИЯ НА ГЛИНОЗЕМ
(ПО ГОСТ 6912—74)

Марка * Содержание при- месей, %, не более П.п.п., %, не более Содержа- ние tt-AI2C3» %» не менее Область преимущественного применения
SiO2 Fe2Oa Na2O
Г-00 0,02 0,03 0,4 0,8 30 Производство первичного алю- миния и специальных видов керамики
Г-0 0,03 0,05 0,5 1,0 25
Г-1 0,05 0,05 0,5 0,9 30 Производство первичного алю-
Г-2 0,08 0,03 0,5 0,9 30 миния электролитическим ме-
Г-3 0,10 0,05 0,5 0,9 30 ТОДОМ
Г-4 0,20 0,08 0,6 1,1 25 Производство белого электро-
ГЭБ 0,08 0,02 0,3 0,4 70 корунда
ГН-1 0,10 0,04 0,1 0,2 95 Специальные виды этектроке-
ГН-2 0,10 0,04 0,2 0,2 93 рамики
ГК 0,15 0,06 0,3 0,2 85—95 Производство электроизоля- ционных изделий
гкк 0,05 0,04 0,4 1,5 25 Катализаторы при производ- стве каучука

1 Буквы обозначают: Г — глинозем; ЭБ — электрокорунд белый; Н — низкоще-
лочной; К — керамический; К К — катализаторы для производства каучука; цифры обо-
значают сорт глинозема.

тельные, чем алюминий, элементы переходят при электролизе
криолито-глиноземных расплавов в катодный алюминий, загряз-
няя его.

Примеси в глинозем переходят из гидроокиси, а также за
счет истирания футеровки в печи (в основном SiO2). Следова-
тельно, необходимо получать более чистую гидроокись алюминия
и использовать в зоне высоких температур прочную и термостой-
кую футеровку (например, шамот с высоким содержанием А12О3.

Металлургический глинозем содержит обычно 0,3—0,'5%
Na2O. В исходной гидроокиси алюминия содержится щелочь
(в пересчете на Na2O): 1) входящая в решетку гидраргиллита
(0,05—0,10%); 2) в составе гидроалюмосиликата (0,05—0,07%);
3) адсорбированная (0,15—0,30%). Глинозем с небольшим содер-
жанием щелочи (0,25—0,3%) в практике чаще всего получают
в результате хорошей отмывки гидроокиси от маточного раствора.

К очень вредным примесям, не регламентированным пока
ГОСТом, относятся ванадий, цинк и особенно — фосфор, нахо-
дящиеся в некоторых сортах глинозема, получаемых способом
Байера из бокситов с повышенным содержанием соединений
этих элементов. Вследствие экзотермических восстановительно-
окислительных процессов, происходящих при содержании фос-
322
фора, повышается температура электролита и снижается выход
по току при электролизе криолитно-глиноземных расплавов.

К важным показателям качества глинозема относятся его
гранулометрический состав и сыпучесть. Эти показатели, а также
содержание в глиноземе его «-модификации следует рассматри-
вать совместно, так как они влияют на скорость растворения гли-
нозема в электролите.

Для работы разных алюминиевых заводов мира требуется
глинозем, неодинаковый по крупности и содержанию а-А12О3.
Так, американские заводы требуют крупный, так называемый
«песчаный» глинозем с зернами и агрегатами размером до 120—
150 мкм и содержанием 10—20% а-А12О3, что обусловлено спе-
цификой конструкции алюминиевых электролизеров заводов США.
Большинство европейских заводов предпочитает глинозем сред-
ней крупности (до 80—100 мкм) с содержанием 25—60%
а-А12О3. Более крупный глинозем, а также глинозем с повышенным
содержанием a-модификации медленнее растворяется в криоли-
товых расплавах, но меньше пылит и лучше транспортируется
пневмотранспортом (течет). Во всех случаях следует стремиться
к получению «непылящего» глинозема с минимальным количе-
ством тонких фракций (<10 мкм). Это может быть достигнуто
укрупнением частиц гидроокиси (подбором режима декомпози-
ции алюминатных растворов, гидроклассификацией гидроокиси
и т. д.), классификацией глинозема или выводом пыли из печей
кальцинации и другими методами.

Крупность глинозема определяется в основном размерами
частиц и агрегатов исходной гидроокиси. При нагреве гидро-
окиси в интервале температур 400—600° С, когда происходит
ее дегидратация, наблюдается некоторое измельчение материала,
однако при дальнейшем нагреве и прокалке глинозема происходит
его укрупнение в результате спекания мелких частичек до разме-
ров, близких к размерам частиц и сростков исходной гидроокиси.
Некоторое разукрупнение глинозема происходит под влиянием
температурного и механического воздействия/ (быстрый нагрев
и быстрое охлаждение, активное перемешивание в печах каль-
цинации, холодильниках и в транспортных трубах).

Скорость процессов сушки и дегидратации гидроокиси алю-
миния определяется в основном скоростью тепло- и массообмена,
и она может быть существенно повышена при осущес гвлении этих
процессов в аппаратах кипящего слоя или циклонного типа. Ско-
рость перекристаллизации у-АБОз в а-АБОз зависит от скорости
внутренней перестройки решетки окиси алюминия, на что и
требуется определенное время. Скорость превращения у —-> а
увеличивается в присутствии минерализаторов — соединений
фтора, бора, хлора и других элементов. В присутствии минерали-
заторов требуемая степень превращения может быть достигнута
при более низкой температуре. Например, при добавлении к гидро-
окиси алюминия 0,5—1,0% А1Бз или 0,1—0,2% В2О3 и прокалке
ее при 1200° С в течение 30 мин получается продукт с содержанием
около 80% a-АкОз (без минерализатора—с 20—30% а-АкОз).

Минерализаторами почти всегда пользуются при получении
глубоко прокаленного неметаллургического глинозема; при про-
изводстве металлургического глинозема лишь некоторые заводы
используют минерализаторы (многие заводы Италии, Франции,
ФРГ и др. применяют А1Рз). На отечественных предприятиях
глинозем прокаливают без минерализаторов, так как получаемый
с минерализаторами продукт характеризуется шероховатой по-
верхностью и повышенной абразивностью.

Учитывая большие преимущества обжига гидроокиси с мине-
рализаторами (повышение производительности печей, снижение
расхода топлива и др.), необходимо в дальнейшем вести про-
мышленные исследования прокалки с минерализаторами с целью
разработки режимов получения глинозема необходимого качества.

ТИПОВАЯ АППАРАТУРНАЯ СХЕМА ПРОЦЕССА

В настоящее время в отечественной и мировой практике гли-
ноземного производства применяются в основном типовые аппа-
ратурные схемы, включающие следующее оборудование: 1) вра-
щающиеся трубчатые печи; 2) вращающиеся барабанные или реку-

Рис. 140. Аппаратурная схема кальцинации гидроокиси алюминия

перативные ^планетарные холодильники (рекуперативные холо-
дильники в отечественной промышленности'}не применяются);
3) систему пылеулавливания и пылевозврата; 4) систему пневмо-
транспорта готового глинозема.

Типовая схема процесса кальцинации приведена на рис. 140.
Отфильтрованная и промытая гидроокись алюминия влажностью
10—12% подается через загрузочный бункер в смесительное уст-
ройство 1, куда одновременно поступает оборотная пыль, уловлен-
ная в системе газоочистки (в пылевой камере 2 и электрофильтрах
3). Из смесителя гидроокись поступает во вращающуюся печь 4,
где перемещается навстречу горячим газам и постепенно нагре-
324
вается до требуемой температуры. Прокаленный материал (гли-
нозем) поступает из печи в холодильник 5, в котором охлаждается
воздухом, и высыпается на транспортер, подающий гли-
нозем в нагнетательный резервуар 6, а затем пневмотранспор-
том — в силосы или на склад готовой продукции 7. Отходящие
из печи газы выбрасываются в атмосферу дымососом 8: им же соз-
дается необходимая тяга в печи.

Топливом для печей кальцинации служит природный газ или
высококачественный малосернистый мазут. Перед подачей в печь
мазут нагревают до 90—100° С и подают под давлением 20 ат.
Использование природного газа в печах кальцинации дает не-

Рис. 141. Изменение температуры газов (/), материала (2) и кожуха (3)
по длине печн диаметром 3,5/3,8 м и I = 75 м

которые преимущества перед мазутом: лучше условия труда;
меньше загрязненность глинозема; точное регулирование формы
и длины факела при работе на газе обеспечивает создание более
благоприятного теплового режима в печи и повышает стойкость
футеровки. Для сжигания топлива подается нагретый воздух из
холодильника, а недостающая часть воздуха — из атмосферы.

Печь по длине условно можно разбить на пять зон соответст-
венно протеканию определенных физико-химических процессов:
1) зона сушки; 2) зона дегидратации (обезвоживания); 3) зона
подготовки; 4) зона прокалки; 5) зона охлаждения. Длина этих
зон зависит от производительности и размеров печи.

На рис. 141 приведи а характеристика зон по длине и темпе-
ратуре для вращающейся печи кальцинации диаметром 3,5/3,8
и длиной 75 м. Значения температур материала и газов для одних
и тех же зон различных печей очень близки и отличаются не более
чем на 50° С. Процесс кальцинации является высокотемпера-
турным и требует больших энергозатрат, которые составляют
на передел 10—15% от себестоимости глинозема.

Основными показателями работы печей кальцинации являются
производительность и расход топлива. Производительность печи
определяется в основном ее размерами, но также тепловым ре-
жимом и степенью равномерности питания ее гидроокисью и
оборотной пылью. При нормальном тепловом режиме кальцина-
ции температура отходящих газов ~250° С, что служит надежным
критерием обеспечения оптимальной температуры материала
в зоне прокалки —-1250° С. При хорошем сжигании топлива
и отсутствии лишних подсосов воздуха в системе обычно в от-
ходящих газах содержится 13—15% СОг и не более 0,8% СО.

В глиноземном производстве применяются вращающиеся печи
кальцинации различных типоразмеров. Характеристика основных
из них приведена ниже.

Характеристика печей:

Размеры, м:

диаметр 3,0/3,8 3,5/3,8 3.6/4.0 4,5
длина 51,3 75 75 ПО
Производительность, т/ч 10 16 18 32
Скорость вращения п, об/мин 0,8—1,6 0,8—1,6 0,8—1,6 0,8—1,6
Наклон, % 2,5 2,0 2,5 2,0
Удельный расход тепла, ккал/кг . . . Температура отходящих газов (в обрезе 1400 1300 1300 1250
барабана), °C 350 250 250 250
Скорость газов на выходе из печи, м/с 2,8 2,5 2,5 2,5
Заполнение, % (при п = 1,5) Время пребывания в печи Л12О3, мин (при ' 7,3 6,0 8,5 6,0
п = 1,5) 71 73 103 100
Наибольшая окружная скорость, м/с . . 0,24 0,27 0,28 0,36
Мощность привода, кВт 65,0 120,0 160,0 400,0

Характеристика холодильников:

Размеры, м:

длина диаметр 23,5 2,3 27,5 2,5 28,5 2,5 38,5 3,6
Угол наклона, % .... 5,0 5,0 3,0 2,0
Скорость вращения п, об/мин 3,0 3,0 3,0 2,0
Время пребывания Л12О3,
МИН 9 10 10 36
Заполнение, % 1,3 1,7 1,9 4,
Мощность привода, кВт 35 46 46 15j
Конструкция вращающейся печи для кальцинации аналогична

таковой для спекания (см. гл. 6). Печь представляет собой кле-
паный или сварной барабан из листовой стали, футерованный
внутри (кроме зоны сушки) огнеупорным кирпичом и опираю-
щийся в нескольких местах на ролики. Барабан имеет уклон
в 2—3% от общей длины печи, обеспечивающий передвижение
материала при вращении. Иногда печь делают с расширением
в тех зонах, где требуется увеличить время пребывания материала.

В зоне сушки барабан не футерован; в зоне дегидратации
толщина футеровки составляет обычно 200 мм, а в высокотемпе-
ратурных зонах 250 мм. Со временем футеровка истирается,
особенно в зоне высоких температур. При разогреве печи и оста-
новках, т. е. в результате резких температурных колебаний,
происходит также раскалывание кладки и откалывание от нее
мелких частичек (выкрашивание). Поэтому футеровка для пе-
чей кальцинации должна быть стойкой и прочной, так как крошка
огнеупорного кирпича попадает в глинозем. Для низкотемпера-
турных зон применяют шамот, содержащий до 42% АЬОз, а для
высокотемпературных зон — стойкий высокоглиноземистый ша-
мот, содержащий до 70—80% АЬОз.

Смесь гидроокиси с оборотной пылью подают в печь по наклон-
ной загрузочной трубе, входящей в холодную часть печного ба-
рабана. В холодном нефутерованном конце барабана имеются
металлические лопасти и полки специальной конфигурации,
с помощью которых некоторое количество влажного материала
поддерживается во взвешенном состоянии, что создает условия
для лучшего теплообмена между гидроокисью и газами, а также
улавливается выносимая с газами пыль.

В горячем конце печной барабан входит в футерованную
топливную головку печи. Головка плотно примыкает к барабану;
она обычно устанавливается на рельсах и может откатываться.
Зазор между барабаном и топливной головкой хорошо уплотня-
ется. С наружной стороны в головке имеются отверстия для фор-
сунок, смотровые окошечки и дверца для обслуживания печи
при остановке. В нижнюю часть топливной головки вмонтирована
течка, через которую горячий глинозем ссыпается в холодильник.

Топливо подают в печь в распыленном виде форсунками Шу-
хова или механической, описание которых приведено в гл. 6.

Система обеспыливания печных газов. Отсос запыленных газов
из печи, подача их в систему газоочистки и выброс очищенных
газов в атмосферу осуществляется дымососом (центробежным
вентилятором), который также создает нужную тягу в печи (раз-
режение). Регулировка тяги производится с топочной площадки
с помощью шиберов или заслонок, установленных в газоходе.
Шибер - это свободно передвигающаяся вверх и вниз чугунная
плита, подвешенная на стальном тросе к блоку. Регулировочной
заслонкой служит помещенный внутри газопровода диск, пово-
ротом которого изменяется живое сечение газопровода.

Схемы и основные аппараты для обеспыливания печных газов
подробно изложены в гл. 6. Система обеспыливания в схеме каль-
цинации состоит обычно из двух ступеней: 1) осаждение грубой
пыли в пылевых камерах (иногда также в циклонах, расположен-
ных за пылевыми камерами); 2) осаждение тонкой пыли в электро-
фильтрах.

Конструкция барабанного холодильника. Для охлаждения
глинозема используют холодильники трех типов: 1) барабанные
(наиболее распространенные); 2) рекуперативные планетарные,
сохранившиеся на старых заводах; 3) кипящего слоя, находящие
все более широкое применение в промышленности; иногда
используют сочетание двух типов холодильников.

Применяемые типоразмеры барабанных холодильников и
основные их характеристики приведены ранее. Они должны
должны обеспечивать требуемую степень охлаждения того коли-
чества глинозема, которое прокаливается в сопряженной с хо-
лодильником печи кальцинации. Вращающийся трубчатый хо-
лодильник — это клепаный железный барабан, верхний (горячий)
конец которого футерован огнеупорным кирпичом. Холодильник
наклонен в сторону, противоположную наклону печи. Опорные
устройства и привод этого холодильника сходны по конструкции
с соответствующими частями печного барабана.

Нижний (холодный) конец холодильника обычно заключают
в специальную сливную головку и снабжают решеткой, перекрытой

Рис. 142. Схема нагнетательной пнев-
матической установки:

1 — загрузочная воронка; 2 — нагне-
тательный резервуар (камерный пита-
тель); 3 — транспортирующий трубо-
провод; 4 — компрессор; 5 — загру-
зочный бункер; 6 — приемный резер-
вуар; 7 — рукавный фильтр; 8 — вен-
тилятор

сеткой для рассева материала.
Крупные кусочки футеровки
задерживаются сеткой и удаля-
ются из холодильника, а глинозем
выгружается через специальную
течку сливной головки.

Основное тепло от глинозема
отнимается воздухом, подаваемым
с холодного конца в холодиль-
ник из атмосферы и движущимся
навстречу глинозему. Нагретый
в холодильнике воздух поступает
на сжигание топлива в печь каль-

цинации. На многих холодильни-
ках для обеспечения требуемого
охлаждения материала (до 80—-
100° С) барабан в холодном конце
орошается с внешней стороны хо-
лодной водой, которая собирается

в корыте, расположенном под хо-
лодильником. В этом случае для увеличения теплоотдачи ба-
рабан в холодной части обычно снабжен продольными полками,
обеспечивающими увеличение времени контакта глинозема
с охлаждаемым водой корпусом холодильника.

С целью повышения эффективности охлаждения глинозема
в барабанных холодильниках иногда осуществляют мероприятия,
обеспечивающие увеличение времени пребывания материала

в холодильниках за счет повышения коэффициента заполнения
(устанавливают пороги, создают винтовую футеровку и др.);
в ряде случаев устраивают водоохлаждаемые полки особых кон-
фигураций.

Внутризаводской транспорт глинозема, как и других сыпу-
чих материалов (пыли, сухой порошкообразной шихты и др.),
осуществляется пневматическим способом (рис. 142).

Описанная выше классическая аппаратурная схема кальци-
нации глинозема (вращающаяся печь — барабанный холодиль-
ник) характеризуется простотой конструкции и обслуживания
аппаратов и стандартностью оборудования. Кроме того, в этих
аппаратах вследствие спокойного перемещения материала почти
не происходит разукрупнения глинозема.

Вместе с тем классическая схема имеет следующие существен-
ные недостатки: 1) громоздка, требует больших капитальных
вложений; 2) печные установки имеют низкий термический к. п. д.
(<45%); высокий расход тепла (1200—1300 ккал на 1 кг АкОз),
причем потери тепла с прокаленным глиноземом составляют
20—25%, с отходящими газами — 15—20% и через стенки аппа-
ратуры достигают 20—25% от общего расхода; 3) теплообмен
между газом и материалом неэффективен из-за малого коэффици-
ента заполнения печи и невыгодных условий теплопередачи между
газом и плотным слоем, особенно на низкотемпературных ста-
диях процесса.

Для снижения расхода тепла, повышения производительности
печей и интенсификации теплообмена рекомендованы следующие
мероприятия: а) установка в зоне сушки печи транспортирующих
спиралей и различных теплообменных устройств; б) предва-
рительная сушка гидроокиси до 100—105° С в сушилках,
представляющих собой барабаны с перемешивающими устрой-
ствами.

Из-за неблагоприятных условий теплообмена внутри печи
трудно ожидать каких-либо значительных теплотехнических усо-
вершенствований в традиционной аппаратуре для кальцинации.
Максимальное количество тепла требуется в низкотемпературной
зоне (сушка и дегидратация), где теплопередача является самой
низкой.

Вследствие этого возникает необходимость в увеличении
длины вращающихся печей, хотя при этом соотношение между
величиной ее поверхности и производительностью с теплотехни-
ческой точки зрения неблагоприятно.

Очевидно, что при переносе низкотемпературной части про-
цесса в находящуюся за пределами печи систему с более высо-
кими величинам теплопередачи, длина вращающейся печи мо-
жет быть значительно уменьшена.

Таким образом, совершенствование процесса кальцинации
в настоящее время идет по пути применения теплотехнически
более совершенных теплообменных устройств (кипящего слоя
и взвешенного состояния) и аппаратурного разделения процесса
на стадиях: 1) подогрева гидроокиси, включающего сушку и де-
гидратацию, 2) прокалки с перекристаллизацией окиси алюминия,
3) охлаждения глинозема с регенерацией тепла готового про-
дукта.

Большое применение находят установки циклонного типа
для подготовки гидроокиси и охлаждения глинозема, а также
кипящего слоя для кальцинации и охлаждения глино-
зема.

11 Н.П. Еремин и др.
НЕКОТОРЫЕ НАИБОЛЕЕ СОВЕРШЕННЫЕ

АППАРАТУРНЫЕ СХЕМЫ КАЛЬЦИНАЦИИ

ВРАЩАЮЩАЯСЯ ПЕЧЬ КАЛЬЦИНАЦИИ
С ЦИКЛОННОЙ ПОДГОТОВКОЙ МАТЕРИАЛА

Для более полной утилизации тепла с отходящими газами
широкое распространение в практике находят короткие вращаю-
щиеся печи с циклонной подготовкой влажного материала. Си-
стема циклонов — это современные утилизаторы тепла отходя-
щих газов печных установок.

На рис. 143 представлена принципиальная аппаратурная
схема установки для кальцинации глинозема западногерманской

Рис. 143. Принципиальная аппаратурная схема кальцинации на установке
фирмы «Полизиус»

фирмы «Полизиус». Гидроокись алюминия из загрузочного бун-
кера-хранилища 1, пройдя через весы на ленточном транспортере 2
и через загрузочно-смесительный шнек 3, попадает в дымопровод
отходящих газов третьей ступени трехступенчатой системы цик-
лонов для подогрева материала. Печной газ сначала тормозит
движение загружаемой гидроокиси, а затем увлекает ее за собой
в циклоны ступени III.

В циклонах смесь газа и гидроокиси разделяется. Гидроокись
ссыпается на дне гидроциклонов через разгрузочные элементы
в дымопровод циклона ступени II, где нагревается газами, ссы-
пается в циклоны ступени I и затем попадает в трубчатую вращаю-
330
щуюся печь 4. В ходе процесса происходит интенсивный тепло-
обмен, в результате которого влажная гидроокись сушится и часть
ее затем дегидратируется.

Необходимое для кальцинации количество тепла получается
сжиганием мазута или газового топлива в топливном устройстве 8.
Горячие газы из вращающейся печи поступают навстречу гидро-
окиси в циклоны ступени I, затем II и III. Выходящие из системы
циклонов ступени III отходящие газы вместе с тонкой пылью
попадают в систему электрофильтров 12 и затем выбрасываются
в атмосферу дымососом 10. Запыленность выбросных газов со-
ставляет не более 0,1 г/м3. Пыль из пылеотделителя 12 через
систему механического или пневматического транспорта оборот-
ной пыли 11 поступает в смесительно-загрузочный шнек 3.

Охлаждение глинозема осуществляется в двух последовательно
расположенных холодильниках: планетарном рекуперационном 5,
смонтированном на корпусе горячей части вращающейся печи
кальцинации и в доохладителе кипящего слоя 7.

Глинозем выходит из планетарного холодильника нагретым
до 250—300° С; он далее проходит по специальному вибратору 6,
на котором отделяются кусочки футеровки и комки, и поступает
в доохладитель кипящего слоя 7. К доохладителю воздух подается
нагнетателем 9, затем обеспыливается в шланговом пылеулавли-
вателе 13 и выбрасывается в атмосферу. В холодном конце до-
охладителя имеются трубы, по которым подается вода, охлажда-
ющая продукт (глинозем) до температуры не более 90° С.

Для сжигания топлива в печи кальцинации используется
вторичный воздух, нагретый до ~600° С в планетарном холо-
дильнике. Лишь 5—10% воздуха для сжигания берется из атмос-
феры. Ниже приведены основные показатели работы установки:

Длина вращающейся печи, м ...................... 50

Производительность, т/ч ........................ 23

Расход топлива на 1 кг А13О3, ккал ............. 1000—1050

Расход электроэнергии ва 1 кг А12О3, кВт-ч ... 25

Средняя влажность гидроокиси, % .............. 12

Содержание в глиноземе а-А12О3 %................ 50—70

Расход воды на доохлаждение, м3/ч .... 82

Температура воды, °C:
до доохладителя................................. 25—35

после доохладителя............................ 55—65

Коэффициент использования установки в году, % 90

Обслуживающий персонал, чел. в смену............... 2

Как видно, установка кальцинации, состоящая из короткой
вращающейся печи с циклонной подготовкой материала и двух-
ступенчатой системы охлаждения глинозема, характеризуется
высокой производительностью, низким расходом тепла, неболь-
шими капитальными вложениями, а также имеет и другие преи-
мущества перед классической схемой кальцинации — враща-
ющаяся печь и трубчатый холодильник.

Н* 331
ВРАЩАЮЩАЯСЯ ПЕЧЬ С СУШКОЙ
ГИДРООКИСИ АЛЮМИНИЯ ВО ВЗВЕШЕННОМ СЛОЕ

Применение известных установок с циклонными теплообмен-
никами ограничивается сложностью организации подачи поли-
дисперсных материалов с содержанием внешней влаги >4%.
При подаче влажного материала в газоход перед циклонным теп-
лообменником необходимо, чтобы газоход находился на большой
высоте от холодной головки вращающейся печи, с которой он
сопряжен, до места ввода исходного материала. При внедрении
таких теплообменников на действующих вращающихся печах
требуется реконструкция всего узла загрузки, связанная с пере-
носом по высоте питателей и дозирующих устройств, т. е. требу-
ются большие капитальные вложения.

ВАМИ совместно с отечественными заводами разработана
и внедрена установка для термообработки (сушки) влажных
порошкообразных материалов во взвешенном состоянии непо-
средственно в самой вращающейся печи; при этом значительно
сокращается зона сушки и увеличивается полезная длина печи.
Внедрение установки на действующих предприятиях осуществля-
ется в течение 15—20 дней в период капитального ремонта с ма-
лыми капитальными затратами.

Теплотехнические и технологические показатели эксплуата-
ции вращающихся печей указанной схемы находятся на уровне
лучших установок по кальцинации глинозема в мире. Интенсив-
ный теплообмен между влажным материалом и газами на корот-
ком участке вращающейся печи позволяет: а) предотвратить по-
ступление влажного материала в высокотемпературную зону
вращающейся печи; б) снизить температуру отходящих газов
до 180—220° С за счет сушки гидроокиси алюминия во взвешен-
ном состоянии; в) снизить удельный расход топлива на 10—15%;
г) повысить производительность печи на 5—15%.

ЦИКЛОННЫЕ холодильники

Для использования тепла прокаленного глинозема за рубежом
применяют циклонные теплообменники, разработанные, напри-
мер, фирмами «Humboldt» («Гумбольдт») и «Lurgi» («Лурги»); при
этом удельный расход топлива снижается на 8—10%. В СССР
применяются как теплообменники циклонного типа, так и хо-
лодильники кипящего слоя, в комплект которых входит аппарат
для отделения крупных кусков шамота и шамотной крошки от
глинозема.

Конструкция циклонного теплообменника для охлаждения
прокаленного глинозема, разработанная в СССР (рис. 144), обес-
печивает: нагрев воздуха, поступающего на горение топлива,
до 450—600° С; снижение удельного расхода топлива на 15—
332
18% с соответствующим увеличением производительности устано-
вки; сокращение занимаемых установкой производственных пло-
щадей.

Рис. 144. Схема многоступенчатого циклонного холодильника:

1 — шамотоотделитель; 2 — теплообменная колонна; 3 — циклонный теплообменник
с затвором кипящего слоя; 4 — доохладитель кипящего слоя; 5 — дутьевой вентилятор

Монтаж циклонного теплообменника возможен без остановки

основного печного агрегата с незначительными капитальными за-

тратами.

На ряде заводов будут со-
оружены или уже эксплуати-
руются одноступенчатые цик-
лонные теплообменники,работа-
ющие в комплексе с барабанным
холодильником, выполняющим
роль доохладителя (рис. 145).

ХОЛОДИЛЬНИКИ КИПЯЩЕГО

слоя

Как было сказано выше,
организация теплообмена между
горячим глиноземом и холод-
ным воздухом в аппаратах со
взвешенным слоем материала
приводит к значительной интен-
сификации процесса охлажде-
ния, к снижению потерь тепла
с прокаленным глиноземом и

Рис. 145. Одноступенчатый циклонный
холодильник:

1 — вращающаяся печь кальцинации;

2 — циклонный теплообменник; 3 — шамо-
тоотделнтель; 4 — теплообменная колонна;

5 — дутьевой вентилятор; 6 — барабанный
доохладитель

удельного расхода воздуха на охлаждение, а также к повышению
его температуры (что очень важно для сжигания топлива в печи
кальцинации).
В отечественной и мировой практике глиноземного произ-
водства в последние годы стали все более широко применяться
холодильники кипящего слоя. Конструкции таких аппаратов раз*
личны, но принцип их действия одинаков — глинозем охлажда-
ется при непосредственном контакте с воздухом [116].

На рис. 146 представлена схема холодильника кипящего
слоя, освоенная отечественной промышленностью. Прокаленный
глинозем из вращающейся печи поступает в шамотоотделитель и
затем в холодильник. По мере продвижения вдоль холодильника
материал соприкасается с холодным воздухом, и вследствие

Рис. 146. Схема холодильника кипящего слоя:

1 — шамотоотделитель; 2 — корпус холодильника; 3 — воздухораспределительная ре-
шетка; 4 — перегородки; 5 — водяные теплообменные трубы; 6 — подводы холодного
воздуха

интенсивного перемешивания с частицами глинозема происходит
эффективный теплообмен.

Многосекционный аппарат кипящего слоя с перекрестным
током материала и воздуха имеет прямоугольную форму и разде-
лен вертикальными перегородками на девять секций, между ко-
торыми установлены гидравлические затворы, препятствующие
движению глинозема в обратном направлении. Поступающий
в первую секцию аппарата глинозем проходит последовательно
восемь секций и охлаждается воздухом с 1000 до 400е С, а затем
поступает в девятую секцию (доохладитель), которая разделена
на три камеры, температура материала в которых снижается соот-
ветственно до 250, 150 и 100° С. Охлаждение глинозема в доохла-
дителе осуществляется водой, циркулирующей в трубчатых
теплообменниках, погруженных в слой псевдоожиженного мате-
риала. Воздух из холодильника, нагретый в нем до ~600° С,
очищается от пыли (глинозема) в циклонах. Очищенный горячий
воздух поступает в печь на горение топлива, а пыль из циклонов
поступает в одну из средних секций холодильника.

Конструкция холодильника кипящего слоя, разработанная
в СССР, позволяет производить последовательно очистку глино-
зема от огнеупорного боя и крошки; осуществлять нагрев воздуха,
поступающего в печь на горение топлива, до 600° С; охлаждать
334
Рис. 147. Общий вид промышленной установки для кальцинации с холодильником
кипящего слоя

Рнс. 148. Основное технологическое оборудование усовершенствованной схемы каль-
цинации:

1 — вращающаяся печь; 2 — холодильник кипящего слоя; 3 — шамотоотделитель;

4 — Ленточные конвейеры; 5 — загрузочный шиек; 6 — циклонные теплообменники;

7 — первая ступень очистки газов; 8 — электрофильтр; 9 — дымосос; 10 — желоб; 11 —
камерный пневмонасос; 12 — циклоны для очистки нагретого воздуха
Глинозем до 80—100' С; снижать удельный расход топлива и
повышать производительность печей на 12—15%.

Холодильники кипящего слоя успешно эксплуатируются на
ряде глиноземных заводов отрасли при производительности агре-
гатов 20—40 т/ч прокаленного глинозема (рис. 147). Совмещение
их с установкой кальцинации, включающей циклонную подго-
товку и вращающуюся печь (рис. 148), обеспечивает высокие тех-
нико-экономические показатели.

ВРАЩАЮЩАЯСЯ ПЕЧЬ КАЛЬЦИНАЦИИ
С ЦИКЛОННОЙ ПОДГОТОВКОЙ
И ЦИКЛОННЫМ ОХЛАЖДЕНИЕМ

На рис. 149 представлена схема установки, разработанной
фирмой «Klockner—Humboldt» («Клокнер—Гумбольдт»), для каль-

цинации гидроокиси алюминия, включающая вращающуюся печь

(бункер)

Рис. 149. Схема установки для'кальцинации
гидроокиси алюминия во вращающейся печи
с двумя системами циклонных теплообменни-
ков:

/ — система обеспыливания воздуха; 2, 5 —
вентиляторы; 3 — дымовая труба; 4 — фильтр;
6 — загрузка гидроокиси; 7 — трубопровод
горячего воздуха; 8 — вращающаяся печь;
9 — форсунка для подачи мазута; 10 — трубо-
проводы холодного воздуха

и две системы многосту-
пенчатых циклонных тепло-
обменников, работающих по
принципу противотока: для
подготовки материала перед
кальцинацией и охлаждения
глинозема [117]. Предвари-
тельная подготовка мате-
риала производится в четы-
рехступенчатом циклонном
теплообменнике. В ступени I
происходит сушка гидрата,
а в последующих — II, III и
IV — удаление кристаллиза-
ционной влаги. Из ступени
IV материал, нагретый до
620—650° С и содержащий
0,5% влаги, поступает во
вращающуюся печь.

Температура газа, поки-
дающего циклон I, состав-

пыли из вращающейся печи
риала снижается до 40%.

Вынос части процесса в

ляет примерно 150° С. Унос
при циклонной подготовке мате-
находящуюся за пределами печи

систему с более интенсивной теплопередачей позволяет значи-
тельно сократить длину вращающейся печи и повысить ее про-
изводительность до 1,9 т/м3 в сутки (против 0,8 т/м3

при обычном способе).

Поступающий из печи горячий глинозем захватывается вос-
ходящим потоком холодного воздуха 10 и попадает в циклон V

системы охлаждения, а затем в работающую параллельно с ним
Таблица 68

РАСХОД ТЕПЛА НА КАЛЬЦИНАЦИЮ ГИДРООКИСИ АЛЮМИНИЯ
[116, 119]

Статьи расхода тепла Вращающаяся печь Печь кипящего слоя с теплообмен- никами
без теплооб- менников с теплообмен- никами
ккал на 1 кг AlgOg % ккал на 1 кг AlgOg % ккал на 1 кг А12ОЯ %
Теплота реакции 381 29,5 381 38,9 381 47,2
Теплота испарения внешней влаги 130 10,0 125 12,8 125 15,4
Теплота готового продукта 18 1,4 21 2,1 21 2,6
Потери тепла с пылью 20 1,5 15 1,5 15 1,8
Потери тепла с отходящими газами . . 155 12,0 150 15,3 150 18,4
Потери тепла через стенки аппара- туры . 588 45,6 256 26,1 86 10,6
Потери тепла с воздухом из охладите- ля — — 32 3,3 32 4,0
Итого . . . 1292 100,0 980 100,0 810 100,0

Примечание. Исходная влажность гидроокиси алюминия 12%; исходная
температура 20° С.

группу циклонов V7, VII и VIII, которые также снабжены трубо-
проводом для подачи холодного воздуха 10. Глинозем, охлажден-
ный до требуемой температуры, из циклона VIII поступает в си-
лос для хранения. Нагретый при охлаждении глинозема воздух
из циклона V и группы циклонов VI, VII, VIII объединяется и
после обеспыливания в циклоне I вентилятором 2 по трубоиро-
воду 7 нагнетается в форсунку 9 вращающейся печи 8 для сжига-
ния топлива.

Применение такой установки позволило снизить расход тепла
на 1 кг АЬОз на ~300 ккал, т. е. на 25% от общего расхода
(табл. 68), и повысить термический к. п. д. установок от 39 до 52%.

ПЕЧЬ КИПЯЩЕГО СЛОЯ

Дальнейшее повышение использования тепла при кальцина-
ции возможно при применении для нагрева и прокалки глино-
зема печей кипящего слоя. В этом случае несколько усложняется
управление процессом в целом, но упрощается решение отдельных
вопросов (уплотнение, привод и т. д.).

ВАМИ разработана конструкция установки кипящего слоя
(рис. 150), состоящая из двух аппаратов: вертикального много-
камерного сушильного аппарата кольцевой формы, в котором
осуществляется сушка, дегидратация и подогрев дегидратиро-
ванного продукта до 900° С, и двухкамерного горизонтального
аппарата, где происходит прокалка и охлаждение глинозема.
из

Рис. 150. Схема печи кипящего слоя для кальцинации и охлаждения
Такое устройство в наибольшей степени удовлетворяет сущности
физико-хшиического процесса кальцинации и его кинетике. Наи-
большей интенсификации тепло- и массообмена подвергнуты про-
цессы сушки и дегидратации гидроокиси алюминия.

Вертикальный многокамерный сушильный аппарат состоит
из одной бесподовой камеры и одной или двух верхних подовых
камер. Бесподовая камера имеет цилиндрическо-конусную форму
и соединяется с зоной прокалки печи газоходом, в котором со-
здается движение газов со скоростью 10—20 м/с и даже выше.
Такое устройство камеры обеспечивает: 1) противоточное дви-
жение материала и греющих газов; 2) гидравлические условия для
образования в местах сопряжения конуса с газоходом пульсиру-
ющего слоя и 3) требуемую выдержку материала в этой зоне
для полной его дегидратации.

Протекание дегидратации в бесподовой камере приводит
к снижению температуры греющих газов с 1000 до 500—600° С,
что делает возможным применение жароупорной стали для по-
дины нижней камеры кипящего слоя сушильного аппарата.
Подина верхней камеры сушильного аппарата может быть изго-
товлена в этом случае из обычной стали.

Перемещение материала из верхней камеры сушильного аппа-
рата в нижнюю камеру и из этой камеры в пространство верхней
камеры бесподового аппарата осуществляется через перетоки
лабиринтового типа, состоящие из переточных труб и перегоро-
док.

Второй нижний горизонтальный аппарат состоит из двух
камер с направленным движением материала и перекрестным то-
ком материала и греющих газов. В верхней камере аппарата про-
текают следующие процессы: 1) нагрев глинозема до — 1200° С
и прокалка материала при этой температуре необходимое время;
2) охлаждение глинозема до 500—600° С (первая ступень). Зона
прокалки занимает в этой камере около 25% площади, а первая
ступень охлаждения — остальные 75%.

Около 40% газообразного топлива сжигается в слое псевдо-
жидкого материала зоны прокалки, а остальные 60% — в от-
стойной части этой зоны. Подача газа в псевдожидкий слой ма-
териала осуществляется через специальные горелочные устрой-
ства, расположенные в нишах литого бетона.

Глинозем охлаждается в аппарате в две ступени: в холодиль-
нике первой ступени, который расположен в той же камере, что
и зона прокалки, и является ее продолжением, и в холодильнике
второй ступени, расположенном под подиной верхней камеры.
Конструктивно холодильник второй стадии аналогичен холо-
дильнику кипящего слоя, освоенному отечественными глинозем-
ными заводами.

В ФРГ более 50% глинозема получают на установках кипящего
слоя фирмы «Lurgi» («Лурги») (рис. 151). По данным этой фирмы,
такие установки обеспечивают снижение расхода тепла на 30—
Вторичный
воздух

Загрузки
«(ОН),

Воздух
на ..кипение

Рис. 151. Печь для кальцинации гидро-
окиси алюминия в циркулирующем кипя-
щем слое:

1 — печь; 2 — циклон рециркуляции; 3 —
затвор кипящего слоя; 4 — холодильник

40% в сравнении с обычно применяемыми вращающимися печами
и работают в основном по следующей схеме [118]. В двух ступе-
нях предварительного нагрева исходная влажная гидроокись
алюминия подогревается теплыми газами от печи и частично
дегидратируется. Загружаемый затем в реактор кипящего слоя
материал при точно устанавливаемых температуре и времени
кальцинации превращается в глинозем с задаваемой характери-
стикой. Глинозем циркулирует через шахты и погружной затвор
кипящего слоя при 1100—1200°С со средним временем пребы-
вания частиц в цикле 30—
60 мин. Благодаря большой
внутренней циркуляции твер-
дых частиц циркулирующий
псевдоожиженный слой харак-
теризуется тем же постоян-
ством температуры, что и клас-
сический кипящий слой, но
допускает значительно большие
скорости газа. Так, на промыш-
ленной печи внутренним . диа-
метром 3,8 м поддерживалась
скорость газа более 3 м/с, при
этом средняя концентрация
твердого составляла приблизи-
тельно 100—200 кг/м3, но вслед-
ствие рециркуляции обжига-
емого материала и разделения
воздуха на ^первичный (через
ложную подину) и вторичный,
вводимый на достаточной вы-
соте от подины, имелись две
зоны с различной концентра-
цией твердой фазы.

На рис. 152 представлена схема промышленной установки,
включающей двухступенчатый подогреватель кипящего слоя типа
«Вентури», печь кипящего слоя с циклоном рециркуляции и пяти-
ступенчатый холодильник кипящего слоя. Отфильтрованная гид-
роокись алюминия подается двухвинтовым шнековым питателем 1
в нижнюю треть корпуса сушилки «Вентури-П» 2, где в кипящем
слое при температуре 130—140° С из гидроокиси удаляется внеш-
няя влага. В конически расширяющемся аппарате без распреде-
лительного днища создается фонтантирующий кипящий слой,
занимающий промежуточное положение между псевдоожижением
и пневмотранспортным состоянием. Высушенные и частично
дегидратированные твердые частицы отделяются от газов и по-
ступают во второй подогреватель «Вентури-1» 5. Отработанные
газы, запыленность которых не превышает 1—2%, поступают
при температуре 130° С в электрофильтр 15.

S40

В подогревателе-сушилке 5 гидроокись нагревается до 350—
400° С газами, выходящими из рециркуляционного циклона 7,
и после циклона 6 с содержанием потерь при покаливании 2—5%
поступает в обжиговую печь кипящего слоя 8. В этой печи, обо-
греваемой мазутом, обезвоженный и подогретый материал про-
каливают при температуре около 1100° С. Ввод мазута осуществля-
ют через несколько форсунок в паровых рубашках в нижнюю
зону печи с повышенной концентрацией твердого. Почти стехи-
ометрическое сгорание топлива происходит в более высоких
зонах.

Рис. 152. Схема установки для каль-
цинации гидроокиси алюминия в цир-
кулирующем кипящем слое:

1 — загрузочное устройство для гидро-
окиси; 2 — сушилка типа «Веитури»;
3, 6 — циклоны; 4 — мигалка; 5 — по-
догреватель типа «Вентури»; 7 — ре-
циркуляционный циклон; 8 — печь
кипящего слоя; 9 — затвор кипящего
слоя; 10 — регулируемый питатель;
11 — холодильник кипящего слоя;
12 — циклон; 13 — водяное охлажде-
ние; 14 — вентилятор; 15 — электро-
фильтр; В.В. — вторичный воздух;
П.В. — первичный воздух; Б.В. —
байпасный воздух

Через клапан, регулирующий поток из затвора кипящего
слоя 9, глинозем выгружается в холодильник кипящего слоя 11.
В пяти горизонтально расположенных его камерах глинозем ох-
лаждается воздухом при прямом (перекрестный ток) и косвенном
(противоток) его подводе. Через перетоки в перегородках псевдо-
ожиженный глинозем перетекает из камеры в камеру. На первой
ступени охлаждение происходит только воздухом, поступающим
на кипение. На второй, третьей и четвертой ступенях имеются
трубчатые теплообменники, в которых первичный и байпасный
воздух нагреваются в противотоке с охлаждаемым глиноземом
до —600 С. Пятая ступень охлаждения глинозема оборудована
трубчатым водяным теплообменником. Температура глинозема
на выходе из холодильника ниже 100е С. Объединенный поток
запыленного воздуха из всех пяти камер после обеспыливания
в циклоне с температурой несколько ниже 600е С используется
как вторичный воздух в печи кипящего слоя. Чтобы избежать
подсоса воздуха и его вредного влияния на тепловой баланс,
вся установка работает под давлением вплоть до точки загрузки.

Установка исключительно компактна при почти полном от-
сутствии вращающихся частей, что благоприятно отражается на
341
величине капитальных затрат и эксплуатационных расходах.
Все оборудование, включая вспомогательное, размещается в сталь-
ной этажерке высотой ~60 м и площадью в основании 20x20 м.
Установка полностью автоматизирована; расходы на ее содержа-
ние на 50—70% ниже расходов на содержание вращающихся
печей.

В течение продолжительной эксплуатации были достигнуты
следующие показатели [119]: производительность по глинозему
510—520 т/сут; удельный расход тепла (на 1 кг АкОз) 760—
780 ккал; удельный расход энергии (на 1 кг АкОз) 25 кВт-ч;
расход пара на 1 кг АкОз 40 кг. Потери тепла через стенки аппа-
ратуры составили — 56 ккал на 1 кг АкОз.

Близкие к указанным выше технические и экономические пре-
имущества дают промышленные установки кипящего и взвешен-
ного слоя фирмы «Alcoa» («Алкоа»). Один из вариантов уста-
новки включает две ступени теплообмена на загрузочном конце,
две зоны сжигания топлива (кальцинации) и пять ступеней ох-
лаждения глинозема. Влага гидроокиси удаляется в фильтре-
сушилке, за которым следует ступень предварительного нагрева
в кипящем слое, где удаляется 50—60% связанной воды. Высокая
скорость теплопередачи обеспечивает здесь мгновенное удаление
воды. Частично прокаленный глинозем входит в первую зону
сжигания, где также быстро удаляется оставшаяся вода. Для
снижения скорости дегидратации во избежание сильной диспер-
гации частичек материала в этой зоне поддерживается по воз-
можности низкая температура —760° С (которая обеспечивает
практически полное удаление всей связанной воды). Во вторую
зону сжигания вводится только то количество топлива и воздуха,
которое необходимо для обеспечения температуры процесса пе-
рекристаллизации глинозема и доведения его до нужного каче-
ства. В зонах выделения большого объема газов предусмотрены
циклоны для улавливания уносимой с газами пыли. С целью
повышения производительности и экономичности установки каль-
цинации могут работать под давлением.

Производительность установок лимитируется в основном ко-
личеством топлива, которое можно сжечь в кипящем слое двух
зон сжигания. Увеличение количества топлива сверх нормы при-
водит к догоранию его после зон сжигания, к повышению темпе-
ратуры в циклонах, расположенных над зонами сжигания топ-
лива в кипящем слое. Например, производительность установки
диаметром 3,6 м, работающей при атмосферном давлении, равна
около 140 т/сут, а работающей под давлением — около
260 т/сут.

Дальнейшее усовершенствование установок кальцинации при-
вело к созданию систем, работающих на принципе кипящего слоя
и взвешенного слоя, но при повышенной производительности.
Во втором варианте установки фирмы «Alcoa» («Алкоа») отсут-
ствует верхняя топка, а внутренний циклон заменен внешним
342
циклоном-рециркулятором с огнеупорной футеровкой, возвра-
щающим материал в одну, но увеличенную зону сжигания. Здесь
весь объем зоны кальцинации используется для сжигания Про-
изводительность такой установки может быть повышена до
272 т/сут при нормальном давлении.

В третьем варианте установки (рис. 153) зона сжигания была
еще больше упрощена (удалены топки). Печь приняла форму
вертикального цилиндра с коническими торцами. Нагретый воз-
дух для сжигания вводится в нижнюю часть печи, а топливо

Рнс. 154. Схема установки для кальцина-
ции гидроокиси алюминия в печи кипящего
слоя с тангенциальным вводом пылегазовой
смеси:

I — дымовая труба: 2 — фильтр; 3 — вен-
тиляторы; 4 — возврат пылн; 5 — фор-
сунка; 6 — печь

Рис. 153. Установка кальцинации с ки-
пящим слоем и мгновенным нагревом:
/ — циклон I; 2 — циклон II; 3 —
зона сжигания

(газ или мазут) — в нескольких местах по окружности нижней
части цилиндра. Частично прокаленный глинозем из циклонного
теплообменника вводится в зону сжигания через наклонный
патрубок, предназначенный для рассеивания глинозема в централь-
ной части печи. Кальцинированный глинозем и продукты сжигания
выходят через верх печи в циклон, откуда глинозем, отделив-
шись от газов, падает на кипящий слой в нижней части циклона.
Полное сжигание и максимальная температура кальцинации до-
стигаются на ступени обжига во взвешенном слое.

Прокаленный глинозем охлаждается сначала при непосред-
ственном контакте с воздухом в серии циклонов-теплообменников,
а затем в двухъярусном холодильнике кипящего слоя. Трубчатый
теплообменник на верхнем ярусе нагревает воздух для сушилки,
а змеевики с водяным охлаждением обеспечивают окончатель-
ное охлаждение на нижнем ярусе.

Установка на рис. 153 высотой 27 м имеет производительность
1360 т/сут, расход тепла 800 ккал на 1 кг АкОз.

Во Франции * проведены промышленные испытания циклон-
ной печи с кипящим слоем в нижней части обжиговой камеры
1117, 119]. На рис. 154 схематично изображена печная уста-
новка, включающая обжиговую камеру и две системы циклонных
теплообменников (/—IV и V—VIII). Окись алюминия, обезво-
женная в трехступенчатом циклонном теплообменнике и нагретая
до 650° С, поступает в поток горячего воздуха, выходящего из
системы теплообменников охлаждения глинозема. Поток горя-
чего воздуха с высоким содержанием пыли подается к форсунке
5 и вместе с топливом тангенциально вдувается в камеру каль-
цинации 6. Как и в циклонном теплообменнике, почти мгновенно
происходит передача тепла частицам пыли, находящимся во
взвешенном состоянии. В прокалочной камере происходит отде-
ление пылевидной окиси от газа и осаждение ее в нижней ча-
сти камеры с образованием кипящего слоя, где осу-
ществляется процесс перекристаллизации. Вдуваемый с низу печи
воздух обеспечивает незначительное движение материала, в ре-
зультате чего достигается равномерность температуры в слое
и стабильность потока обожженного продукта в систему охла-
ждения.

Размер поперечного сечения камеры обжига определяется по
скорости пылегазового потока, высота камеры над слоем —
по допускаемой нагрузке топочного пространства, а высота слоя
материала — по необходимой продолжительности нахождения
окиси в камере, которая зависит от температуры в слое.

Обожженный продукт охлаждается в системе теплообменни-
ков (V, VI, VII, VIII), работающих под давлением. Горячий
воздух из холодильника поступает в камеру обжига.

Применение стационарной печи позволяет снизить расход
тепла и поднять термический к. п. д. установки для кальцинации
гидроокиси до 60% за счет лучшей теплоизоляции и меньшей
поверхности аппаратуры в сравнении с вращающейся печью
той же производительности.

Для сравнительной оценки процесса кальцинации в циркули-
рующем кипящем слое и печах циклонного типа необходим про-
мышленный опыт. Однако уже сейчас можно сделать вывод о
перспективности этих направлений в сравнении с «классической»
кальцинацией. Здесь следует заметить, что интенсификация
процесса кальцинации с применением таких аппаратов должна
обеспечивать требуемую для электролиза зернистость глино-
зема.

Пат. (Франция), № 1295544, 1965.
ТЕПЛОТЕХНИЧЕСКИЕ ДАННЫЕ

Тепловые балансы печных агрегатов передела кальцинации
показывают, что при установке циклонных теплообменников для
утилизации тепла отходящих из печи газов и холодильников ки-
пящего слоя или циклонного типа для утилизации тепла прока-
ленного глинозема удельный расход тепла составляет 900—
1000 ккал на 1 кг глинозема, производительность печей повы-
шается на 20—25%, а коэффициент полезного действия тепло-
энергетических установок возрастает с 40—45% до 50—52%.

В табл. 68, 69 приводятся некоторые ориентировочные данные
о расходе тепла в различных установках для кальцинации гли-
нозема.

Из анализа статей расхода тепла видно, что снижение удель-
ного расхода тепла достигнуто за счет снижения потерь с отхо-
дящими газами и пылью и утилизации тепла прокаленного гли-
нозема. Так, потери на нагрев водяных паров сократились в 1,5
раза, а потери с водой, используемой для охлаждения глинозема,
в 2,5 раза.

Таблица 69

РАСХОД ТЕПЛА ПРИ КАЛЬЦИНАЦИИ ГЛИНОЗЕМА ВО
ВРАЩАЮЩЕЙСЯ ПЕЧИ С БАРАБАННЫМ ХОЛОДИЛЬНИКОМ (I)
И В КОРОТКОЙ ВРАЩАЮЩЕЙСЯ ПЕЧИ С ЦИКЛОННОЙ
ПОДГОТОВКОЙ И ХОЛОДИЛЬНИКОМ КИПЯЩЕГО СЛОЯ (П)

Статьи расхода Расход тепла в установках (на 1 кг А1±Оа)
I II
ккал % ккал %
С глиноземом 20 1.4 20,1 1,89
С продуктами горения и пылью в си- стему газоочистки 281,3 19,76 208,2 19,6
На дегидратацию и перекристаллиза- цию 140,6 9,88 140,6 13,23
На испарение воды 430 30,21 430 40,47
На нагрев водяных паров до темпера- туры отходящих газов 148,8 10,45 81,6 7,68
С охлаждающей водой 250 17,56 100,8 9,49
Тепловые потери в окружающую среду 129 9,06 78,8 7,42
Неучтенные потери 23,9 1,68 2,3 0,22
Итого. . . 1423,6 | 100 | 1062,4 | 100

• В обоих случаях ~90% необходимого тепла образуется от сжигания топлива,
но в первом варианте эта статья прихода тепла составляет 1291 ккал, а во втором —
945 ккал на 1 кг глинозема.
Дальнейшие усовершенствования конструкции установок для
кальцинации глинозема должны быть направлены на повышение
производительности, снижение расхода тепла и получение метал-
лургического и неметаллургического глинозема с заданными
свойствами.

Глава 13

ВСПОМОГАТЕЛЬНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ
ГЛИНОЗЕМНЫХ ЗАВОДОВ

НАСОСЫ

Т_Гасссы — это машины ' для создания давления и перемещения несжимае-
1 1 мых -сред в гидравлической системе. По принципу действия их можно
разделить натри группы [120]:

1) машины, работающие по принципу вытеснения: жидкость вытесняется
давлением поршня (поршневые насосы) или давлением вращающегося тела (ро-

Рнс. 155. Схема поршневого насоса

тационные насосы — крыльчатые и
шестеренчатые);

2) машины, в которых жидко-
сти сообщается кинетическая энер-
гия, преобразующаяся в потен-
циальную: цст'^рсбе.кные, винтовые
и пропеллерные насосы;

3) машины, в которых для
подъема жидкости используется
кинетическая энергия жидкости,
воздуха или пара — струйные
аппараты — инжекторы и эжекторы.

Поршневые насосы (рис. 155).
Основные части поршневого на-
соса — рабочая камера 1 и ци-
линдр 2 с поршнем 3, насаженные
на шток 4. Возвратно-поступатель-
ное движение поршня осуще-

ствляется при помощи криво-
шипно-шатунного механизма — ползуна 5, шатуна 6 и кривошипа 7 [121 ].
Кривошип жестко связан с валом, вал приводится в движение двигателем.

. Жидкость подводится в рабочую камеру 1 насоса по всасывающему трубо-
проводу 8. При движении поршня 3 вправо в левой полости цилиндра образуется
разрежение, и жидкость под действием атмосферного давления поднимается по
трубе 8, открывает всасывающий клапан 10 и заполняет рабочую камеру 1 на-
соса. Так, происходит процесс всасывания жидкости в насос. При обратном
движении поршня 3 под давлением, создаваемым поршнем в рабочей камере 1,
клапан 10 закрывается, а клапан 11 под действием этого же давления открывается,
и жидкость поступает в нагнетательный трубопровод 9. Так, происходит процесс

нагнетания жидкости.

В поршневых насосах простого действия работает только одна сторона
поршня. На рис. 156 представлена схема работы скальчатого насоса простого дей-
ствия. В этих насосах вместо поршня движется скалка. Уплотнение между скал-
кой ч цилиндром достигается специальным сальником.

Одной из наиболее важных характеристик насоса является производитель-
ность, оцениваемая объемом жидкости, подаваемой в единицу времени. При дви-
жении поршня в цилиндре жидкость занимает освобождающееся место Поэтому,
если пренебречь утечками через неплотности, то теоретический объем жидкости,-
подаваемый насосом, равен объему, описанному поршнем.

Пусть F — площадь сечения поршня или плунжера; I — длина хода поршня..
Тогда объем, описанный поршнем, а, значит, и-количество подаваемой жидкости
за один ход V = FI. При п оборотах вала в минуту теоретическая производитель-
ность (расход) насоса равна:

Fin,

Qr = ^-. (зоо)

Недостатком насосов простого действия является неравномерная подача
ими жидкости. Неравномерность подачи уменьшена в насосах двойного действия.

Рис. 156. Схема работы скальчатого
иасоса простого действия:

— всасывающий клапан; Кя —
нагнетательный клапан

Рис. 157. Схема работы иасоса
двойного действия:

1 — поршень; 2 — напорный трубо-
провод; Ki,K' — всасывающие кла-

паны; /<2» К' — нагнетательные

клапаны

В таких насосах (рис. 157) при движении поршня 1 вправо клапан Ki открыт/
Через него жидкость попадает в левую часть рабочей камеры. При этом кла-
паны и Лг закрыты. Поступившая в предыдущем цикле в правую часть рабо-
чей камеры жидкость через клапан /Со и напорный трубопровод 2 отводится из
насоса. При движении поршня влево клапаны /С[ и /С2 открыты, а /Ci и /С2 — за-
крыты. Через клапан происходит всасывание жидкости, а через /С2— ее на-;
гнетание. Теоретический объем жидкости, вытесняемой одной стороной поршня
за один оборот, будет Vi= Fl, а другой V2~ (f— f) h где f— площадь сече-
ния штока.

Теоретическая производительность насоса за один оборот:

vn = V1 4- V2 = Fl + (F-f) I = (2F -/) I. (301)

При n оборотах в минуту секундная производительность

Q„ = (2F-/)-g-. (302)

Уменьшение действительной производительности от теоретической зависит
от ряда причин: 1) запаздывание в открытии и закрытии клапанов (в этом случае
всасывание и нагнетание будут происходить не по всей длине хода поршня);
2) пропуск жидкости через неплотности в цилиндре, сальниках и клапанах на-
соса; 3) несоответствие числа ходов насоса размерам клапанов и высоте всасы-
вания, вследствие чего жидкость не успевает в необходимом количестве следо-
вать за поршнем; 4) кавитация, появление воздуха.

Это уменьшение производительности учитывается объемным к. п. д. ij-,, ко-
торый изменяется в пределах от 0,80 до 0,98:

(303)

Для выравнивания производительности насоса устанавливают на всасываю-
щей линии и на линии нагнетания воздушные колпаки. Мощность, потребляемая
поршневым насосом Nm, определяется полезной работой hm, секундной произ-
водительностью Q н полным напо-
ром И:

hm =yQH,

центр обежного_^насоса

Рнс. 158. Схема

Nm =

т 102 '

Действительная мощность Л'д, по-
требляемая насосом, больше, так как
часть энергии тратится на преодо-
ление сопротивления при прохожде-
нии жикости через насос. Эти потери
учитываются к. п. д. насоса т)н:

Для поршневых насосов т]н = 0,1-=-0,3.

Перед пуском поршневого насоса
открывают задвижки на нагнетании
и на всасывающей стороне насоса и
приступают к его заливке. Заливку
осуществляют путем открытия соот-
ветствующих кранов на обводных ли-
ниях. Затем открывают воздушный

краник для выпуска воздуха из цилиндра. После того как из краника потечет
жидкость, его закрывают и включают двигатель насоса. Запрещается вклю-
чать насос при закрытой задвижке на нагнетательной стороне.

Остановку насоса осуществляют в такой последовательности: выключают
Двигатель, закрывают задвижки на всасывающей и нагнетательной сторонах, от-
крывают вентиль на сливной линии и выпускают жидкость из насоса. При сливе
жидкости из насоса воздушный краник должен быть открытым.

Остановку центробежного насоса осуществляют в той же последовательности,
что и поршневого.

Центробежные насосы. Главные части такого насоса (рис. 158) — спиральный
корпус 1, рабочее колесо 2 с лопатками, вал 3 и подшипник 4. Корпус имеет два
патрубка, которые подсоединяются к всасывающему 5 и напорному 6 трубопро-
водам.

Перед пуском насоса в работу всасывающая линия должна быть залита жид-
костью, так как разрежение, создаваемое при вращении рабочего колеса в воз-
духе, недостаточно для подъема жидкости к насосу. Залитая в насос жидкость
не вытекает из насоса благодаря установке на всасывающей линии обратного
клапана. Жидкость при вращении рабочего колеса вследствие возникающих цен-
тробежных сил отжимается к его периферии и движется по каналам, образован-
ным рабочими лопатками колеса, после чего попадает в напорный трубопровод 6.
При вращении рабочего колеса в его центре создается разрежение, благодаря
чему происходит непрерывное подсасывание жидкости в насос. В рабочем колесе
увеличивается скорость жидкости, которая на выходе из его каналов может до-
стигать 80 м/с. Гидравлические сопротивления при транспортировке жидкостей
ограничивают скорость их движения (обычно не более 3 м/с). В связи с этим
348
Стремятся уменьшать скорости Жидкости на выходе из каналов рабочего колеса
до допустимых величин, для чего применяют различные направляющие устрой-
ства.

Изменение напора жидкости в насосе (Н) и производительность насоса (Q)
пропорциональны числу оборотов:

Я1 _ / П1 Qi =

^2 X

При изменении производительности насоса путем изменения проходного се-
чения жидкости через регулирующий орган (вентиль, задвижка, клапан) на на-
порном трубопроводе одновременно изменяется напор насоса, так как

PQH
Пн ’

где р—плотность жидкости; т]н — общий к. п. д. насоса (обычно 0,77—0,88).

Максимальный к. п. д. любого типа насоса достигается только при опреде-
ленных производительности и напоре. Универсальную характеристику насоса
можно найти из его паспорта или из каталога [122]. Если насос должен разви-
вать давление Р при плотности подаваемой жидкости р, то по каталогу выбирают
насос на условное давление Ро:

Ро = (1000/р) Р.

Преимуществами центробежных насосов являются их компактность, малая
масса, отсутствие клапанов, возможность непосредственного соединения вала на-
соса с электродвигателем или паровой турбиной, непрерывность подачи. Эти
преимущества делают их более надежными в эксплуатации в сравнении с поршне-
выми насосами. К недостаткам центробежных насосов следует отнести зависи-

Рнс. 159. Струйный насос:

1 — патрубок для входа пара; 2 — сходящая насадка;
3 — насадка; 4 — патрубок для подвода жидкости; 5 —
расширяющаяся насадка; 6 — патрубок для отвода
жидкости

мость напора от числа оборотов и сложность нагнетания суспензий при высоком
давлении. При перекачке малых количеств жидкости под большим напором или
при нагнетании суспензий при повышенном давлении применяют поршневые
насосы.

Перед пуском центробежного насоса закрывают задвижку на нагнетании и
заливают насос жидкостью. После заливки производится пуск насоса, после
чего постепенно открывают задвижку на нагнетании.

Струйные насосы. Принцип действия струйных насосов основан на исполь-
зовании кинетической энергии одной рабочей среды для подсасывания другой
рабочей среды (рис. 159). По этому принципу работает парожидкостный струйный
насос — инжектор. Здесь в качестве одной рабочей среды используют водяной
пар, в качестве другой — жидкость. Пар поступает через патрубок / в сходящую
насадку 2. На выходе из насадки 2 потенциальная энергия пара частично пре-
вращается в кинетическую, в результате чего увеличивается скорость пара и со-
здается разрежение. При этом пар подсасывает жидкость через патрубок 4 и увле-
кает ее за собой в насадку 3. Передав жидкости часть своей кинетической энергии,
пар конденсируется. В расширяющейся насадке 5 кинетическая энергия жид-
кости преобразуется в давление, с которым жидкость покидает насос через па-
трубок 6, к. п. д. инжектора невелик (10—15%), однако использование прин-
ципа действия насоса может оказаться

Рис. 160. Шестеренчатый насос

полезным при осуществлении ряда
процессов в аппаратурно-техноло-
гических схемах обескремнивания,
выпарки и автоклавного выщелачива-
ния, где необходим небольшой нагрев
раствора с одновременным повыше-
нием давления жидкости. В одних
случаях использование принципа

инжектора позволяет отказаться от

насосов, в других — поддерживать за-

данную температуру, в третьих —
является побудителем циркуляции.
Шестеренчатые насосы (рис. 160) получили применение для подачи масла
в масляную систему. Насос этого типа состоит из двух шестеренок, вращающихся
в разные стороны; одна из них — ведущая, другая — ведомая. Шестеренки по-
мещены в кожух. Жидкость со всасывающей стороны насоса перемещается в на-

гнетательную вдоль кожуха через впадины между зубьями. Производительность
таких насосов 1—8 л'мин при числе оборотов в минуту п= 250ч-400.

АРМАТУР.А

По назначению арматура классифицируемся на четыре типа:

1) запорная—для подачи и остановки движения потока рабочей среды; 2) ре

гулирующая — для поддержания :
ный объем, температура) пара-
метров рабочей среды; 3) защита —
для ограничения возрастания тер-
мических параметров — и изме-
нения направления рабочей сре-
ды; 4) конденсатоотводящая — для
удаления конденсата из паропро-
водов и паропотребляющих уста-
новок.

К запорной арматуре относятся
задвижки, вентили, запорные устрой-
ства. Вентили применяются на
паропроводах; на технологических
линиях обычно применяют з а д в и ж-
к и. Преимуществами задвижек перед
вентилями являются меньшее гид-
равлическое сопротивление и сохране-
ние прямолинейного движения рабо-
чей среды, что позволяет применять
их и на пульпопроводах. Недостатки
задвижек в более сложной, чем у вен-
тилей, конструкции, износ уплотни-
тельных поверхностей затвора и более
высокий его подъем, что увеличивает
габариты в сравнении с вентилями

термических (давление, удель-

Рис. 161. Задвижки:
а — клиновая; б — парг ллельиая

того же условного прохода.

Задвижки разделяются по кон-
структивному оформлению затвора на
клиновые и параллельные [53, 123].

У клиновых задвижек (рис. 161, а) затвор имеет форму клина с углом а — 5ч-83,
который перемещается между наклонными уплотнительными поверхностями.
В параллельных задвижках (рис. 161, б) запорный орган представляет собой
два параллельных диска, распираемых клином, который упирается в дно кор-
пуса задвижки.

Преимуществом вентилей перед задвижками являются простота ремонта и
более высокая герметичность запорного органа. Вентили, как и задвижки, уста-

навливаются на прямых участках трубопровода с подачей рабочей среды под кла-
пан. Такое конструктивное оформление позволяет произвести замену сальника
и его набивку без слива рабочей среды.

На рис. 162 приведены некоторые типы вентилей с различной траекторией
движения рабочей среды и соответствующим различным гидравлическим сопро-
тивлением.

В качестве запорной арматуры для спуска пульпы из теплообменников пере-
дела автоклавного выщелачивания боксита разработано специальное запорное
устройство (рнс. 163).

К регулирующей арматуре относятся вентили и клапаны. От запорной арма-
туры они отличаются прямолинейной характеристикой, т. е. расход жидкости
или газа, проходящих через сечение регулирующего органа, изменяется пропор-
ционально изменению этого сечения. Это достигается профилированием регу-
лирующего органа и установкой параболической насадки клапана [124].

К защитной арматуре относятся предохранительные и обратные клапаны.
Предохранительные клапаны служат для автоматического отвода пара в атмо-
сферу при превышении давления сверх допустимого. Они бывают рычажные и
импульсные. На паропроводах глиноземного производства применяют обычно
рычажные клапаны. В рычажных предохранительных клапанах (рис. 164) на-
грузка на клапан, определяющая степень его открытия при заданном давлении
в сосуде, регулируется весом груза и длиной рычага. Основным недостатком
этих клапанов является быстрый износ седла, имеющего ширину 2—3 мм, струей
пара при частых открываниях. При высоких давлениях применяют импульсные
клапаны.

Для обеспечения движения среды в заданном направлении применяются
обратные клапаны [123J.

ТЕПЛОИЗОЛЯЦИЯ

Технология глиноземного производства связана со взаимодействием матери-
альных и тепловых потоков в различной теплообменной аппаратуре. Поэтому
к теплоизоляции теплообменного оборудования и труб предъявляются высокие
требования. Изолирующий материал выбирают в зависимости от температуры изо-
лируемой поверхности. Для изоляции поверхностей с температурой менее 300° С
применяют материалы с коэффициентом теплопроводности Х=0,07-ь0,1 ккал/
/(м-/ч-/°С)—асботермит,новоасбозурит, асбослюда. Для изолируемых поверх-
ностей с температурой более 300° С используют материалы с коэффициентом тепло-
проводности до 0,15 ккал/(м-ч-°С) — асбозурит, низкие сорта диатомитового
кирпича и т. д.

Потери тепла изолированными трубопроводами можно определить по фор-
муле

8 = Л^из^«2 (^из — G>)>

где d„3 — наружный диаметр изолированного трубопровода, м; Z — длина трубо-
провода, м; а2 — коэффициент теплоотдачи от изоляции к наружному воздуху;
/из — температура на поверхности изоляции.

Коэффициент теплоотдачи а, ккал/(м2-ч-°С), можно определить:

а) для объектов, находящихся внутри помещений, [при цилиндрической
поверхности

а2 = 8,1 +0,045 (/„з —/0);

при плоской поверхности:

«2=8,4+0,06 (/из —/о).

где /о — температура окружающего воздуха, °C;

б) для объектов, расположенных на открытом воздухе, в условиях вынужден-
ного движения

а2 = 10 + 6 V w ,
где w — скорость воздуха.

Если скорость воздуха неизвестна, то обычно принимается 10 м/с.

Температура поверхности изоляции рассчитывается по специальной мето-
дике [125] или принимается не более 50° С.
БИБЛИО1 РАФИЧЕСКИЙ СПИСОК

1. Материалы XXV съезда КПСС. М., Политиздат, 1976.

2. Пустильник Г. Л. Основные направления научно-исследовательских работ
в производстве глинозема за рубежом. М., «Цветметинформация», 1974.
36 с. с ил.

3. Еремин Я. И. — «Научные труды» (ВАМИ). М., «Металлургия», № 70,
1970, с. 24—28.

4. Ферсман А. Е. Геохимия. Т. IV. М., «Химия», 1939. 355 с. с ил.

5. Бенеславский С. И. Минералогия бокситов. М., Госгеолтехиздат, 1963.
170 с. с ил.

6. Lenore Е. «Aluminium (ВИД)», 1975, v. 53, № 4, р. 313—317.

7. Цветная металлургия капиталистических и развивающихся стран в 1971—
1972 гг. М., «Цветметинформация», 1973. 61 с. с ил.

8. Китлер И. И., Лайнер Ю. А. Нефелины — комплексное сырье алюминиевой
промышленности. М., Металлургиздат, 1962. 237 с. с ил.

9. Кашкай М. А. Алуниты, их генезис и использование. Т. 1 и 2. М., сНедра»,
1970. 672 с. с ил.

10. МазельВ. А. Производство глинозема. М., Металлургиздат, 1955. ^30с. сил.

11. Производство глинозема. М., «Металлургия», 1978. 344 с. с ил. Авт.:
А. И. Лайнер, Н. И. Еремин, Ю. А. Лайнер, И. 3. Певзнер.

12. Кузнецов С. И., Деревянкин В. А. Физическая химия производства глинозема
по способу Байера. М., Металлургия», 1964. 352 с. с ил.

13. Справочник металлурга по цветным металлам. Производство глинозема. М.,
«Металлургия», 1970. 318 с. с ил.

14. Тихонов Я. Я., Яшунин Я, В., Бенеславский С. И.ндр. — «Научные труды»
(ВАМИ). М., «Металлургия», Xs 70, 1970, с. 35—42; № 77, 1971, с. 5—8.

15. ДибровИ. А, — ЖПХ, 1964, т. 37, №1, с. 29—33;t.37,Xs9, с. 1920—1929.

16. Барон Н. М. — ЖПХ, 1964, т. 38, Xs 1, с. 185—188.

17. Rossel A. J. — «Metals», 1955, v. 7, Xs 10, р. 1123—1127.

18. Еремин Я. И., Волохов Ю А., Миронов В. Е. — «Успехи химии», 1974,
т. 43, вып. 2, с. 224—251.

19. Романов Л. Г., Яи Л. п. — «Новые процессы в глиноземном производстве».
Алма-Ата, «Наука», 1972, т. 47, с. 3—9.

20. Мальцев Г. 3., Малинин Г. В., Машовец В. Я. —«Журнал структурной
химии», 1965, Xs 6, с. 378—380.

21. Юхас А.— «Научные труды» (ВАМИ). Л., ВАМИ, 1974, Xs 88, с. 141—163.

22. Чистякова А А., Шморгуненко Я. С., Аринина В. А.—«Научные труды»
(ВАМИ), Л., ВАМИ, 1978, Xs 100, с- 122—125.

23. Смирнов М. Я. — «Цветные металлы», 1962 Xs 1, с. 18—24.

24. Яшунин П. В., Еремин Я. Я., Богданов А. В. —ЖПХ, 1966, т. 39, X® 5,
с. 969—973.

25. Еремин Я. И. Галлий. М., Металлургиздат, 1964. 167 с. с ил.

26. Иванова Р. В. Химия и технология галлия. М., «Металлургия», 1973. 392 с.
с ил.

27. Комплексное использование низкокачественных бокситов. М., «Металлур-
гия», 1972. 24и с. с ил. Авт.: В. А. Деревянкин, С. И. Кузнецов, В. Я. Чупра-
ков и др.

28. ЕреминН. И., Григорьева Г. Д.,КозловВ. М. и др. — «Изв. вузов. Цветная
металлургия», 1975, Xs 6, с. 166—167.

29. Smirnou М. N. (Смирнов М. Н.). —Proceedings of the Second Intern. Sympo-
sium of Intern. Commitee (ICSOBA) 1971, v. Ill Alumina, Budapest, p. 337—
345.

30. Мальц H.C., Зинкевич Ж. Д. — «Научные труды» (ВАМИ), Л., ВАМИ,
1971, Xs 77, с. 26—29.

31. Яи Л. Я. Щелочные гидрохимические способы переработки высококремни-
стых бокситов. Алма-Ата, «Наука», 1967. 118 с. с ил.

32. Лабутин 1 В. Алуниты. М., «Металлургия», 1965. 99 с. с ил.

33. Еремин Я. И., Яетелько Я. С., Эпштейн Б. Л. — «Цветная металлургия»
(Бюл. ин-та «Цветметинформация»), 1973, Хе 23, с. 24—26.
34. ЕреминН. И. —«Научныетруды» (ВАМИ). Л., ВАМИ, 1972,№81, с. 24—26.

35. Еремин Н. И. — «Изв. АН СССР. Неорганические материалы», 1973, т. 9,
с. 94—96.

36. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров И. Н. Процессы и аппараты нефте-
перерабатывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптсхиздат,
1962. 651 с. с ил.

37. Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. М.,
«Химия», 1971. 783 с. с ил.

38. Плановский А. Н., Рамм В. М., Каган С. 3. Процессы и аппараты хими-
ческой технологии. М., Госхимиздат, 1968. 847 с. с ил.

39. Циборовский Я- Процессы химической технологии. Пер. с польского. Под
ред. проф. Романкова П. Г. Л., Госхимиздат, 1958. 932 с. с ил.

40. Павлов К. Ф-, Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу
процессов и аппаратов химической технологии. Л., «Химия», 1976. 551 с.
с ил.

41. Павлушенко И. С., Костин Н.М., Матвеев С.Ф. — ЖПХ, 1957, № 30,
с. 1160—1162.

42. Левешинов О. А. Интегральное оформление химических процессов. М.,
«Химия», 1969. 620 с. с ил.

43. Штербачек 3., Тауск П. Перемешивание в химической промышленности. М.,
Госхимиздат, 1963. 298 с. с ил.

44. Mac-Mullin R. В., Weber Al. —«Trans. Amer. lust», 1935, № 31, p. 409.

45. Кириллов H. И. —ЖПХ, 1940, № 36,' c. 978—981.

46. Дембиг К- Г- Теория химических реакторов. М., «Наука», 1968. 201 с. с ил.

47. Кафаров В. В. Методы кибернетики в химии и химической технологии. М.',
«Химия», 1968. 214 с. с ил.

48. Дидушинский Я- Основы проектирования каталитических процессов. М.,
«Химия», 1972. 418 „ с ил.

49. Белоглазов И.Н.— РЖ "Химия», 1977, № 1236/77, деп. 184141.

50. Белоглазов И. Н. — РЖ «Химия», 1977,№ 1233/77, деп. 184144.

51. Шабалин К- Н., Крылов С. Ф. — «Химическая промышленность», 1944, № 10,
с. 5—10, № 11, с. 6—°.

52. Белоглазов И. Н. — «Новые исследования в химии, металлургий, обогаще-
нии». (ЛГИ. Сб. № 6). Л., ЛГИ, 1974, с. 101—108. 1

53. Теплотехнический справочник. Т. II. М.—Л., Госэнергоиздат, 1958. 672 с.
с ил.

54. Кейс В.М., Лондон А. А. Компактные теплообменники. М., «Энергия»,
1967. 223 с. с ил.

55. Хоблер Т. Теплопередача и теплообменники. Л., Госхимиздат, 1961. 818с;
с ил.

56. Краткий справочник по теплообменным аппаратам. М.—Л., Госэнергоиздат,
1962. 255 с. сил. Авт.: В. А. Григорьев, Т. А. Колач, В. С. Соколовский
и др. ’

57. Берман С. С. Теплообменные аппараты и конденсационные устройства
турбоустановок. М., Машгиз, 1959. 427 с. с ил.

58. Идельчик И. Е. Справочник по гидравлическим сопротивлениям. М.—Л.,
Госэнергоиздат, 1960. 464 с. с ил.

59. Петров Т. Г., Трейвус Е. Б., Касаткин А. П. Выращивание кристаллов
из растворов. Л., «Недра», 1967. 176 с. с ил.

60. Казаков Г. А., Казаков В. Г. Авт. свид. №500290 —«Открытий. Изобретения.
Пром, образцы. Тов. знаки», 1976, № 3, с. 97.

61. Нерославская Л. Л., Мальи Н. С., Вербов Л Ф. —.«Цветная металлургия»
(Бюл. ин-та «Цветметинформация»), 1977, № 12, с. 31—33.

62 Нерославская Л. Л. — <Цветная металлургия» (Бюл.ин-та «Цветметинформа-
ция»), 1977, № 3, с. 34—35.

63. Брбдянский В. М. Эксергетический метод термодинамического анализа. М.,
«Энергия», 1973, 296 с. с ил.

64. Гохштсйн Д. П. Совершенные методы термодинамического анализа энерге-
тических установок. М., «Энергия», 1969. 368 с. "С ил.
-65. Шаргут fl., Петела Р. Эксергия. М., «Энергия», 1968. 280 с. с ил.

66. Казаков В. Г., Певзнер И. 3., Фитерман М. fl. и др. —«Изв. вузов. Энерге-
тика», 1975, № 4, с. 76—81.

-67. КазаковВ. Г.,ФитерманМ. fl., Певзнер И. 3. — «Научныетруды» (ВАМИ),
Л., ВАМИ, 1974, № 88, с. 13—19.

68. Таблицы термодинамических свойств воды и водяного пара. М.—Л., Гос-
энергоиздат, 1958. 108 с. с ил.

69. Salamone und Newman, — «Ind. Eng. Chern.», 1955, № 47, p. 283—289.

70. Брашнин А. И., Казаков В. Г.,Лайковский Э. Э. и др. Авт. свид. №420863—
«Открытия. Изобретения. Пром, образцы. Тов. знаки». 1974, № 11, с- 92.

71, Теплообменные аппараты из профильных листов. Л., «Энергия» 1972. 128 с.
с ил. Авт.: В. М. Антуфьев, Е. К. Гусев, В. В. Ивахненко и др

-72. Певзнер И. 3., Макаров Н. А. Обескремнивание алюминатных растворов.
М., «Металлургия», 1974. 112 с. с ил.

-73. Лебедев П.Д. Теплообменные сушильные и холодильные установки. Л.,
«Энергия», 1966, 288 с. с ил.

74. Соколов Е. fl. Теплофикация и тепловые сети. М.—Л., Госэнергоиздат, 1963.
360 с. с ил.

-75. Соколов Е. fl., Зигнер Н. М. Струйные аппараты. М.—Л., Госэнергоиздат,
1960. 206 с. с ил.

76. Райзман В. Л., Ни Л. П., Казаков В. Г. и др. — «Научные труды» (ИМО
АН КазССР). Алма-Ата, «Наука», 1969, т. 28, с. 82—89 с ил.

77. Медведев В. В., Мальц Н.С. — «Научные труды» (ВАМИ), Л., ВАМИ,
1976, № 94, с. 22—27.

78. Казаков В. Г., Ермоленко 3. В. — В кн.: Материалы научно-технической
конференции молодых специалистов по производству глинозема и алюми-
ния. М., «Цветметинформация», 1968, с. 29—35 с ил.

79. Дурнов Н. И. Насосы и компрессорные машины. Москва—Киев, Машгиз,
1960. 285 с. с ил.

80. Chosei Sato. — «Extractive metallurgy of Aluminium»; 1963, № 1, (Alumina),
p. 71—82.

81. Казаков В. Г., Певзнер И.З. — «Научные труды» (ВАМИ), Л., ВАМИ,
1974, № 88, с. 20—25.

82. Казаков В. Г., Фитерман М. Я- — «Цветные металлы», 1970. № 11, с. 40—
45: Казаков В. Г., Фитерман М. Я-, Кузьмин Н. П., «Цветные металлы»,
1969, № 8, с. 50—56.

83. ГончаровВ. К-, Казаков В. Г.. ЛайковскийЭ. 3. и др. Авт. свид. № 420853 —
«Открытия. Изобретения. Пром, образцы. Тов. знаки», 1975, № 27,
с. 91.

84. Арлюк Б. И., Шнеер В. Е. Процесс спекания в производстве глинозема. М.,
«Металлургия», 1970. 120 с. с ил.

85. Ходоров Е. И. Печи цементной промышленности. Л., «Стройиздат», 1968.
456 с. с ил.

86. Ходоров Е. И., Срибнер Н. Г. — В кн.: Вращающиеся печи для спекания
глиноземных (нефелиновых) шихт. Под ред. Е. И. Ходорова. М., «Цветмет-
информация», 1964. 198 с. с ил.

87. Арлюк Б. И., Ермолаева Э. М., Срибнер Н. Г. — «Научные труды» (ВАМИ),
Л., ВАМИ, 1968, № 62, с. 22—29 с ил.

88. Арлюк Б. И., Абрамов В. Я- — «Научные труды» (ВАМИ), Л., ВАМИ,
1968, № 64, с. 54—59 с ил.

89. Ходоров Е. И., Барбакадзе Л. Г. — «Научные труды» (ВАМИ), Л., ВАМИ,
1970, № 70, с. 72—81 с ил.

90. Абрамов В. Я-, Еремин Н. И. Выщелачивание алюминатных спеков. М.,
«Металлургия», 1976. 208 с. с ил.

91. Титиевский Е.М. Машинист измельчительных установок. М., «Недра»,
1971. 206 с. с ил.

92. Волков В. В., Шморгуненко Н. С., Еремин Н. И. — «Научные труды»
(ВАМИ), Л., ВАМИ, 1976, № 94, с. 76—80 с ил.

93. Петров Т. Г., Трейвус С. Б., Касаткин А. П. Выращивание кристаллов из
растворов. М., «Недра», 1967. 176 с. с ил.
94. Теория и практика обескремнивания алюминатных растворов. М., «Цветмет-
информация», 1971. 119 с. с ил.»

95. Певзнер И. 3., Фитерман М. Я- — «Цветные металлы», 1972, № 4, с. 34—41.

96. Тыртьииный В.М. — «Цветная металлургия» (Бюл. ин-та «Цветмет инфор-
мация»), 1974, № 2, с. 25—27.

>7. Лайнер А. И., Май-ки.— «Цветные металлы», 1964, № 9, с. 51—54.

98. Лайнер А. И., Коленкова М. А., Котиева Л. У. — «Цветные металлы»,
1962, № 10, с 51 55.

99. Певзнер И. 3. — «Цветные металлы», 1967, № 2, с. 47—55.

100. Kynch G. J. — «Trans. Farady Soc.», 1952, v. 48, p. 51—55.

101. Доброхотов Г. H. Гидрометаллургические процессы и аппараты. Л., ЛГИ,
1976. 86 с. с ил.

102. Основы металлургии. Т. 7. Под ред. Стригина И. А., Басова А. И., Ель-
цева Ф. П. и др. М., «Металлургия», 1975. 1007 с. с ил.

103. Алдушенков С. В., БурдаковЮ. М., Полупанов Г. Г. Технологическое обору-
дование гидрометаллургических цехов свинцово-цинкового производства.
М., «Металлургия», 1971. 104 с. с ил.

104. Жужиков В. А. Фильтрование. М., «Химия», 1971. 440 с. с ил.

105. Соколов В. И. Современные промышленные центрифуги. М., «Машинострое-
ние», 1967. 520 с. с ил.

106. Слесаренко В. Н. Современные методы опреснения морских и соленых вод.
М., «Энергия», 1973. 248 с. с ил.

107. Ароне О. А. Теплоиспользующие аппараты. М., Госэнергоиздат, 1941.
350 с. с ил.

108. Лебедев Н. Д. Теплообменные сушильные и холодильные установки. М.—Л.,
«Энергия», 1966. 288 с. с ил.

109. Колач Т. А., Радун Д. В. Выпарные станции. М., Машгиз, 1963. 400 с. с ил.

110. Тищенко И. А. Расчет многокорпусного выпарного аппарата. М., ОНТИ,
1938. 32 с. с ил.

111. Гельперин Н. И. Выпарные аппараты. М., Госхимиздат, 1947. 380 с. с ил.

112. Либерман И. Г. Автоматизация и оптимизация вакуум-выпарных установок.
М., «Машиностроение», 1972. 230 с. с ил.

ИЗ. Глауберман X. Б. Отопление, вентиляция, сушка и увлажнение. М., Гизлег-
пром, 1959. 480 с. с ил.

114. Казаков В. Г., Фитерман М. Д., Дворкин А. С. и др В кн.: Совершенство-
вание технологии и аппаратуры в процессе выпарки глиноземного производ-
ства. М., «Цветметинформация», 1971, с. 62—69.

115. Левин Р. Е. Новый выпарной аппарат. М.. Металлургиздат, 1957. 199с. сил.

116. Reh L., — «Chemie—Ingenieur—Technik», v. 42, 1'970, № 7, p. 447—451.

117. Bielfeldt Rampf F. — «Erz-metall». 1976 Bd 29, S. 120—124.

118. Reh L., Ernst J., — «Proceedings of the Second Intern» Symposium of JCSOBA,
v. III. Alumina. Budapest 1971, p. 201—214.

119. Reh L., Schmidt H., Ernst J. «Experinoe with the calcination of aluminium
trihydretcon circulating fluid Bed.», AGME, N-Y., 1971

120. Дурнов П. И. Насс сы. Москва—Киев, Машгиз, 1960. 285 с. с ил.

121. Брашев С. П., Летник А. Л., Шифрин Д. М. Машиноведение. М., Машгиз,
1956. 463 с. с ил.

122. Насосы. Каталог-справочник. Изд. 3-е. М., Машгиз, 1960. 551 с. с ил.

123. Справочник по проектированию отопления и вентиляции. Т. I. М.—Л.,
Госстройиздат, 1953. 456 с. с ил.

124. Межевое А. М. Теплоснабжение промышленных предприятий. Л., «Энергия»,
1965. 296 с. с ил.

125. Хижняков С. В. Практические расчеты тепловой изоляции. М.—Л., Гос-
энергоиздат, 1959. 128 с. с ил.
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ

Автоклавы 150, 151, 235

— греющие 150, 152, 235

— реакционные 152, 235

Алюминатный раствор:
вязкость 20, 21
давление пара 22, 152
основные свойства 13, 14
плотность 18, 138
разложение 36, 291
растворимость 14, 15
строение 22

теплоемкость 21, 137.Д
теплопроводность 124
электропроводность 21

Аппарат выпарной 136, 313, 314, 315,
317, 319, 320

— для классификации 285, 292

— теплообменный 114, 153, 157

— вертикальный 218, 227

Арматура 350

— запорная 350

— защитная 552

— регулирующая 351

Баланс материальный 55, 69, 303

— тепловой 203, 345

— энергии 161, 248, 296

Выпаривание 38, 294, 298, 310

— одноступенчатое 296, 298, 311

— противоточное 300, 301, 307

— прямоточное 299, 300, 307

— смешанное 300, 307

Выпарные аппараты 136, 302, 303, 313,
314, 315, 317, 318, 319

Выщелачивание:

автоклавное 24, 150, 151, 156, 159,
160

агитационное 211, 228

алюминатных спеков 43, 210

высокотемпературное 40, 158, 168

двустадийное 230
кинетика 212

Выщелачиватель вертикальный 217,
227

— ленточный 215, 227

— трубчатый 221, 225

Гидросепараторы 287, 292

Гидроциклоны 288, 289, 290

Глинозем металлургический 4, 7, 39,
321

— неметаллургический 321
Декомпозер 40, 96, 291, 293
Депрессия 298

— гидравлическая 304

— гидростатическая 304, 309

— температурная 298, 303, 304

Диффузор 214, 227, 228

Дросселирование 152, 294, 295

Испарение 294, 302

Кальцинация:

аппаратура 324, 330

теория 39, 321

технология 39, 322

Карбонизатор 292

Классификатор реечный 280

— спиральный 286, 288

Коэффициент 84, 120, 285, 290

— загрязнения 120; 124

— запаса 93

— использования 113, 153

— мощности 91, 92

— сопротивления 122, 285

— теплоотдачи 120, 123, 192

— теплопередачи 114, 120, 124, 153,
305

— теплопроводности 120, 123, 204

Критерий Био 204, 207, 209

— Галилея 93'

— гомохронности 94, 104

— Нуссельта 123, 192, 202, 204, 207

— Прандтля 123, 207

— Рейнольдса 84, 90, 93, 122, 124,492

— Фруда 90

•— Эйлера 90, 91

Мешалки:

цепные 84, 291; 293

лопастные 85

пропеллерные 86

турбинные 88

специальные 90

расчет мощности 90

Минералы алюминия 5

Насосы 237, 319, 346, 348, 350

— поршневые Г51,’ 235, 346

• — струйные 349

— центробежные 300, 348

Обескремнивание 44, 232

— автоклавное 234, 236, 240,' 246

— безавтоклавное 295

Обеспыливание:

печи спекания 178

— кальцинаций 327

Осаждение 35, 178, 256, 258

Отстаивание 35, 250

Отходящие газы 185, 189, 198

Пар 296, 320

— вторичный 294, 297, 313, 316

— греющий 297, 313, 314

Перемешивание:

механическое 83, 291

общие сведения 232

пневматическое 83, 94, 95

пневмомеханическое 83, 94, 97

схема непрерывного действия 98, 100

эффективность 83, 93
Печи спекания:

вращающиеся 171, 175, 183

кипящего слоя 53, 337, 341

производительность 181, 182,189,195

расчет 188, 193, 195

тепловая мощность 190, 194

узел питания 173

Подогреватели 147, 151

— барботажные 149, 152

— полочные 148, 151, 234

— смешения 147, 169, 241, 243

Поток тепловой 131, 295, 305, 306

Процесс тепловой 136

Реакторы:

основные типы 100

оценка эффективности 107

пример расчета ПО

расчет числа 105, 112

Регенерация тепла 127, 165, 167, 170

Регулятор игольчатый 154

Руды алюминиевые:

алуниты 6, 7

алюмосиликаты 5, 11

бокситы 5—10, 12

нефелины 6, 7, 9

Самоиспарение 157, 295, 298, 306, 319

Самоиспаритель 136, 154, 319

— адиабатический 136, 296, 319

Сгустители:

многокамерные 252, 253 292

однокамерные 250, 253, 255

расчет 256

Сгущение 36, 250, 237

Система термодинамическая 127, 129,
130

Спекание 42, 170, 181, 187

Схемы:

I промывки 36, 259, 294

тепловая 117, 127, 137

Термодинамический анализ 127, 129,
160, 240, 310, 313

----выпарки 310, 313

----выщелачивания 160, 166

•---обескремнивания 240, 242

----тепловых схем 128, 160, 165, 241

Термодинамический расчет 138

Тепло:

потери 189, 337

расход 182, 195, 337, 344, 345

регенерация 164, 265, 170

Теплоизоляция 352

Теплообмен 136, 159, 165, 186

Теплообменники:

в условиях автоклавного выщелачи-

вания бокситов 153

----- декомпозиции 292
кипящего слоя 333, 334, 336
конструкция 142, 327, 332, 334
многокамерные 185, 186
пульпо-пульповой 162, 164, 169, 170
смещения 135
циклонный 185, 332, 336

Топливо:

расход 194, 196, 326, 331

подача 177, 325

состав 196, 199

Фактор разделения 281, 282, 285

Фильтрация 35, 262

Фильтры:

барабанные 36, 236, 269, 292
дисковые 36, 271

карусельные 44, 230, 272, 275
ленточные 275, 276
листовые 265 267
непрерывного действия 262, 268
периодического действия 262, 263
рамные 263
расчет 279

Фильтры-сгустители 226, 276, 279
Холодильники:

барабанные 172, 179, 203
кипящего слоя 333, 334, 335
колосниковые 179. 181, 207
циклонные 184, 332, 336
расчет 203, 207

Центрифуги:
автоматическая со съемом осадка
ножом 282
— шнековая 285
вертикальная трехколонная 281
подвесная 282
расчет 285

Центрифугирование 281

Цепная завеса '76, 191, 199

Шлам 9, 11, 238, 239

— белый 234, 235, 246

— красный 8, 10, 32, 41, 167, 233
Эксергетическнй КПД 129, 130, 131,
163, 241, 245, 311
— коэффициент 132, 140
— метод 128

Эксергия:

потери 128, 133, 312

прирост 130

Энергия 129, 134, 139

Энергообмен 248, 279, 295
— внешний 279
— внутренний 248, 295
И Б № 427

Николай Иванович Еремин,
Альберт Николаевич Наумчик,
Владимир Григорьевич Казаков

ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ
ГЛИНОЗЕМНОГО ПРОИЗВОДСТВА

Редактор издательства Л. М. ЭЛЬ КИНД
Художественный редактор В. В. БАТАЛОВА
Технический редактор В. А. ЛЫКОВА
Корректоры; Н. И. ШЕФТЕЛЬ, И. Д. КОРОЛЬ
Переплет художника В. 3. КАЗАКЕВИЧА

Сдано в набор 21.06.79. Подписано в печать 29.11.79. Т-21162
Формат бумаги бОхЭОЧц. Бумага типографская № 1.

Гарнитура литературная. Печать высокая. Печ. л. 22,5

Уч.-изд. л. 26,11. Тираж 2100 экз. Заказ 1396. Цена 1 р. 70 к. Изд. № 2570

Издательство «Металлургия*, 119034, Москва, Г-34,
2-й Обыденский пер., д. 14.

Ленинградская типография № 6 Ленинградского
производственного объединения «Техническая книга*
Союзполиграфпрома при Государственном комитете СССР
по делам издательств, полиграфии и книжной торговли.

193144, Ленинград, С-144, ул. Моисеенко, 10.