. Tehnologia Obtinerii Acidul Fosforic
TEMA DE PROIECT
Să se proicteze o instalație de acid fosforic cu capacitate de 200000 t/an H3PO4 32% P2O5 utilizând dihidrat, și în acest caz să se dimensioneze : evaporatorul (fierbatorul) sub vid din treapta a-II-a de concentrare și filtrul celular rotativ.
CAPITOLUL 1
PROBLEME GENERALE
Acidul fosforic, datorită domeniilor de utilizare foarte extinse, este unul din principalele produse ale tehnologiei chimice anorganice, cu o mare importanță industrială, este principalul produs intermedial în industria ingrășămintelor complexe.
Fabricarea acidului fosforic pe cale umedă începe prin descompunerea discontinuă a superfosfatului sau făinei de oase cu acid sulfuric.
Odată cu începerea utilizării acidului fosforic în domeniul îngrășămintelor, acestea se fabrică prin descompunerea cu acid sulfuric a materiilor prime fosfatice bogate, în reactoare din oțel căptușit cu plumb, urmată de separarea fazelor în filtru presă: filtre plane sau rotative. Creșterea cerințelor de acid fosforic determină trecerea de la procedeele discontinue la cele continue, de exemplu: procedeul Dorr prin decantare.
Se efectuează cercetări în vederea eleborării prcedeelor noi de obținere a acidului fosforic cu concentrații mai mari. Aceste procedee s-au dezvoltat prin procedeele cu anhidrit și semihidrat, perfecționările realizându-se mai ales prin introducerea filtrelor.
Producția de acid fosforic, în prezent, se obține aproape integral prin descompunerea materiei prime fosfatice cu acid sulfuric. Prin acest procedeu se realizează o bună separare a soluției de acid fosforic de fază solidă, cu un cost de producție scăzut, dar se obtine ca produs secundar sulfatul de calciu, care în prezent are utilizări limitate.
Etapa actuală a procedeului urmărește obținerea directă în reactor a unui acid cu concentrație ridicată și un conținut cât mai sczut în impurităț, menținerea fazei solide cu proprietăți de filtrare și spălare mai bune, creșterea gradului de extracție a P2O5 din materia fosfatică, creșterea gradului de recuperare a fluidului, valorificarea fosfoghipsului, micșorarea consumurilor, în special de energie, și creșterea productivitătii utilajelor.
Totodată se urmărește înlocuirea acidului fosforic cu alți acizi minerali. Aplicarea în practică a acestor cercetări au dus la economicitatea netă a procesului umed față de cel termic, determinată prin cost mult mai scăzut al investițiilor, consumuri energetice mai reduse.
În țara noastră, instalațiile pentru obținerea acidului fosforic utilizează metoda cu dihidrat.
CAPITOLUL 2
TEHNOLOGIA OBȚINERII ACIDUL FOSFORIC PRIN DESCOMPUNEREA ROCII FOSFATICE CU ACID SULFURIC
2.1. Proprietățile masei de reacție
Masa de reacție inițială este formată din materia primă fosfatică și acid sulfuric 98%.
Zăcămintele de fosfați naturali se împart după geneza și structura lor în apatite și fosforite [6, p 294-335]. Ele conțin ca mineral principal floroapatita Ca10F2(PO4)6. Din cauza numeroaselor substituiri care sunt posibile în structura cristalului, este foarte greu să scriem o formula chimică generală pentru apatite. În general se folosește formula M10X2(RO4)6, care reprezintă celula elementară a cristalului conținând 42 atomi. În această formulă:
M = Ca; Pb; Na; K; Sr; Mn; Zn; Cd; Mg; Fe; Al; H2O; Co;
X = F; Ox; Cl; Br;
RO4 = PO4; AsO4; VO4; SO4; SiO4.
Majoritatea rocilor fosfatice folosite la fabricarea acidului fosforic provin din depozite sedimentare, care s-au format prin precipitarea din nou a fosfatului dizolvat din mările preistorice, excepție făcând apatita Kola care este de origine vulcanică. Impuritățile ce se găsesc în fosfați se datorează atât coprecipitării din apa de mare, simultan cu Ca3(PO4)2, cât și încorporării de mai târziu, când fosfatul a fost supus acțiunii climei.
Proprietatea care indică direct capacitatea maximă ce se poate obține în fiecare instalație este reactivitatea. Reactivitatea materiei prime fosfatice în procesul de descompunere cu acid sulfuric depinde în principal de structura rețelei, de macrostructura granulelor și de compoziția chimică și fizică.
Masa de reacție la un moment dat, ca și cea finală este o suspensie de fază lichidă, fază gazoasă și un amestec de faze solide, constituit din forma specifică a sulfatului de calciu, compuși chimici precipitați și componente netransformate ale materiei prime. Raportul masic al fazelor este determinat de nivelul transformărilor realizate în masa de reacție. Faza lichidă finală conține acid foforic și toate impuritățile care, în urma desfășurării procesului au trecut din materiile prime în fază lichidă. Proprietățile fizice generale ale soluției de acid fosforic ce prezintă importanță pentru practica industrială sunt: densitate specifică, vâscozitatea, conductibilitate termică, căldură specifică. De asemenea sunt necesare de cunoscut propietățile de echilibru: temperatura de fierbere a soluțiilor la presiunea atmosferică și cea de lucru, presiunea de lucru a vaporilor de apă de deasupra soluției la diferite concentrații și temperaturi, temperatura de cristalizare și natura fazelor solide ce e pot forma.
2.1.1. Efectul asupra densității
Densitatea soluțiilor este folosită adesea ca mijloc de comadă în instalațiile de acid fosforic. Densitatea poate fi exprimată cu ajutorul relației:
(2.1.)
unde: ρ = densitatea acidului impur, g/cm3;
ρ0 = densitatea acidului pur, g/cm3;
a = %P2O5 (de bază);
b = % SO4 sau % impurități concrete (de bază);
p = % P2O5;
s = % SO4;
i = % ioni;
fi = creșterea densității când se adaugă un procent de ioni;
X= corecția în substanțele organice dizolvate.
Densitatea de bază, ρ0 – densitatea acidului pur cu p = a și s = b.
În tabelul 1 se dau densitățile numerice pentru ρ0 și fi:
Tabelul 1:
2.1.2. Efectul asupra vâscozității
O regulă relativ simplă de aditivitate a fost obținută și dezvoltată de Dahlgrun ([19]150) cu privire la efectul acidului sulfuric, P2O5 și a impurităților ce se întâlnesc în mod obișnuit în acidul produs pe cale umedă, asupra vâscozităților soluților de acid fosforic. Cantitatea de acid fosforic cere produce o modificare a vâscozității egală cu aceea dată de impurități se calculează cu ajutorul relației:
P = ( X + Σ Mif ) /1.5 (2.2)
unde: P = cantitatea de acid fosforic [ milimol/l], care dă o modificare
echivalentă cu a a vâscozității;
M = concentrația fiecărui tip de ion, milimol/l;
i = sarcina ionului;
f = factorul de coordonare a rețelei cristaline;
X = corecția pentru substanțele organice dizolvate.
Factorii de coordonare a rețelei, pentru ionii care se întâlenesc în mod obișnuit în soluția de acid fosforic sunt prezentați în tabelul 2:
Tabelul 2:
Factorul de coordonare pentru ionii simpli mai mici ca spațiul interstițial al rețelei cristaline a apei, adică acelei care nu deformează rețeaua, a fost ales în mod arbitrar ca unitate. Factorul 1.5 al rețelei (2.2) se explică prin probabilitatea mai mare de a forma legături cu hidrogenul în acid fosforic, decât în acid sulfuric.
S-a dedus urmatoarea ecuație empirică pentru o soluție apoasă de acid fosforic ([19]150):
(2.3)
unde: η = vâscozitatea, CP;
P = concentrația acidului fosforic, % P2O5;
log A = 0.476 – 0.107t
B = -0.832 – 0.00384t pentru 20<t<470C
B = -1.015 pentru 47<t<630C
B = -1.183 + 0.00266t pentru 63<t<1100C
C = 0.0450 – 0.000185t
t = temperatura, 0C
Ecuația (2.3) este valabilă de la 25 la 60% P2O5. Valoirile numerice caculate cu această relație, la diferite temperaturi și concentrații ale soluției de acid fosforic, contribuie la realizarea graficului din figura 1.
Figura 1.
Figura 1 arată influența adaosurilor de impurități la diferite compoziții de bază ale acidului foforic și acidului sulfuric. Vâscozitatea acidului impur se calculează determinând echivalentul de vâscozitate al impurităților, cu ajutorul relației (2.2), adăugând rezultatul la conținutul real al P2O5 și introducând suma în ecuația (2.3).
Graficul din figura 1 arată că o creștere de temperatură reduce efectul impurităților dintr-o anumită rocă fosfatică asupra vâsozității și că acest efect sporește considerabil odată cu creșterea tăriei acidului.
Urmând linia verticală, corespunzătoare conținutului de impurități se poate vedea că temperatura de reacție a procesului semihidrat B, impuritățile cauzează o creștere relativă a vâscozității care e de doua ori mai mare decât aceea care se obține la temperatura de reacție a unui proces dihidrat, deși temperatura unui proces semihidrat este mai mare. Aceasta arată că impuritățile devin o problemă importantă pe masură cecrește concentrația acidului produs.
Evaporarea acidului sporește de asemenea efectul impuritășilor. Efectul este puternic la acidul concentrat, aproximativ 70% P2O5.
Pentru o roca fosfatică dată, se poate presupune că exceptănd CaSO4, există un raport constant în P2O5 și fiecare impuritate prezentă în proces [19]. Mai mult calciu poate fi inclus între impuritate proporționale, fără să se facă vreo eroare însemnată, în felul acesta se poate obține următoarea ecuație:
(2.4)
unde: P = concentrația reală în P2O5, %;
P´ = concentrația efectivă în P2O5, %;
S = concentrația sulfului, %;
Iv = factorul de impuritate pentru vâscozitate.
Ecuația (2.4) arată ca vâscozitatea este o cantitate fizică ce poate fi utilizată pentru comanda automată a procesului.
La concentrații ridicate, acidul fosforic arată o comportare reologică anormală, fenomen raportat pentru prima dată de către Hiquett [19]. S-a observat curgerea cu dilatare la 63.5% P2O5, dar nu și la 45% P2O5, la un acid pur.
2.2. Bazele teoretice ale procesului
Fazele tehnologice
2.2.1. Chimismul procesului
Reacția globală pentru obținerea acidului fosforic din fluoroapatită cu acid sulfuric, este:
Ca5(PO4)3F + 5H2SO4 + 5pH2O = 3H3PO4 + 5CaSO4 . pH2O + HF (1)
În funcție de condițiile procesului, sulfatul de calciu poate cristaliza sub formă de anhidrit (p=0), semihidrat (p=0.5), sau dihidrat (p=2).
În practică, această reacție se realizează prin adăugare continuă de rocă fosfatică, fin macinată și acid sulfuric, într-o pulpă ce constă din reacție și acidul fosforic rezultat. Pulpa rezultată din reacție se filtrează și se spală. Rezultă acid fosforic produs fin, apele de spălare reintroduse în proces și precipitatul se sulfat de calciu care se îndepărtează [2].
Reacția este ireversibilă și decurge numai în sensul formării acidului fosforic ([6]72).
În condițiile industriale reacția decurge în doua etape. În prima etapă fosfatul tricalcic se dizolvă în excesul de acid fosforic cu formare de fosfat monocalcic.
Ca5(PO4)3F + uH3PO4 = 5Ca(H2PO4)2 + (u-7)H3PO4 + HF (2)
În etapa a doua fosfatul monocalcic rezultat reacționează cu acidul sulfuric cu formar de spălare reintroduse în proces și precipitatul se sulfat de calciu care se îndepărtează [2].
Reacția este ireversibilă și decurge numai în sensul formării acidului fosforic ([6]72).
În condițiile industriale reacția decurge în doua etape. În prima etapă fosfatul tricalcic se dizolvă în excesul de acid fosforic cu formare de fosfat monocalcic.
Ca5(PO4)3F + uH3PO4 = 5Ca(H2PO4)2 + (u-7)H3PO4 + HF (2)
În etapa a doua fosfatul monocalcic rezultat reacționează cu acidul sulfuric cu formare de acid fosforic și sulfat de calciu.
5Ca(H2PO4)2 + 5H2SO4 + pH2O = 10H3PO4 + 5CaSO4 . pH2O (3)
În procesul de obținere a acidului fosforic mai au loc și o serie de reacții secundare. Carbonații de calciu se descompun după reacția:
CaCO3 + H2SO4 + pH2O = CaSO4 . pH2O + CO2 + H2O (4)
Bioxidul de carbon produce epurarea pulpei cu antrenarea și aglomerarea fosfatului nedescompus, ceea ce înrăutățește randamentul procesului. Dolomita și silicatul de magneziu reacționează ușor cu acidul sulfuric:
MgCa(CO3)2 + 2H2SO4 = CaSO4 + MgSO4 + 2CO3 + 2H2O (5)
MgSiO4 + 2H2SO4 = 2MgSO4 +SiO2 + 2H2O (6)
Sulfatul de magneziu reacționează cu combinațiile calciului și formează fosfatul monomagnezian:
Ca(H2PO4)2 + MgSO4 = CaSO4 + Mg(H2PO4)2 (7)
Silicații solubili în acizi pun în libertate acidul silicic:
Na2O.K2O.Al2O3+2SiO2+5H2SO4=Na2SO4+K2SO4+Al2(SO4)3+2SiO2+5H2O (8)
K2O.Al2O3.2SiO2.2H2O + 4H2SO4 = K2SO4 + Al2(SO4)3+2SiO2+6H2O (9)
Acidul silicic reacționează cu acidul florhidric dând acid hexafluorosilicic:
6HF + SiO2 = H2SiF6 + 2H2O (10)
Acidul hexafluorosilicic parțial rămâne în soluție, parțial reacționează cu Na sau K, formând flourosilicați de sodiu sau potasiu, puțin solubili [6].
(Na2O, K2O) + H2SiF6 = (Na2SiF6, K2SiF6) + H2O (11)
La adăugarea acidului sulfuric, sau la temperaturi ridicate și mai ales la barbotarea aerului prin soluție, acidul fluorsilicic se descompune degajând fluorură de siliciu și acid fluorhidric. În prezența în exce de acid silicic, acidul hexafluorsilicic se transformă în tetrafluorură [6]:
2 H2SiF6 + SiO2 = 3SiF4 + 2H2O (12)
În general țn procesul de obținere a acidului fosforic, maxim 75% din fluorul total trece în faza lichidă, din care o parte volatilizată (cca. 40%), iar maxim 30% rămâne în faza soludă
Oxizii de fier și aluminiu, conșinuți în fosfații naturali e dizolvă în amestecul de reacție și trece în soluție sub formă de fosfați:
Fe2O3 + H2SO4 + Ca(H2PO4)2 = 2FePO4 + CaSO4 + 3H2O (13)
Al2O3 + H2SO4 + Ca(H2PO4)2 = 2AlPO4 + CaSO4 + 3H2O (14)
Solubilitatea fosfatului de aluminiu fiind mai mare ca cea a fosfatului de fier, în condițiile fabricării acidului fosforic, fosfații de aluminiu nu se depun din soluție. Calcinarea prea labilă a fosfaților la 850-1050 0C micsorează viteza de dizolvare a Fe2O3 și Al2O3 în soluțiile de acid fosforic și sulfuric [4], ceea ce determină un conținut redus de fosfați în soluție și deci un randament ridicat în acid liber.
2.2.2. Cinetica procesului de descompunere a fosfaților
Descompunerea apatitei cu acid sulfuric în prezența acidului fosforic este o reacție heterogenă. Ionii H+ reacționează cu ionii PO43- ai fosfatului, formând H3PO4. Ionii SO42- leagă ionii de calciu sub formă de sulfat, puțin solubil, care se depune sub formă de cristale ([6]313).
Viteza de dizolvare a fosfatului depinde de factorii:
Concentrația ionilor de hidrogen;
Vâscozitatea soluției;
Temperatura;
Suprafața particulelor;
Natura fosfatului;
Intensitatea agitării, etc.
Solubilitatea apatitei în acizi este limitată de difuzia ionilor de hidrogen din soluție la suprafața particulelor de fosfat sau a ionilor de calciu din stratul limită în soluție. Cu creșterea concentrației de P2O5, vâscozitatea soluției crește, rezultă că difuzia ionilor scade, deci viteza de dizolvare a fosfatului se micșorează. Descompunerea fosfatului este încetinită la concentrații ale acidului sulfuric mai mici decât cea optimă datorită unei insuficiențe a activității ionilor de H+, iar la concentrații mai mari, datorită formării peliculei protectoare de sulfat de calciu, la suprafața particulelor de fsofat. Viteza de reacție crește cu creșterea temperaturii și este direct proporțională cu suprafța particulelor de fosfat. În industrie se întrebuințează fosfați măcinați caracterizați printr-un reziduu pâna la 14% pe sită de 0.5 mm [1].
Influența mare asupra vitezei de descompunere o are și natura fosfaților. Suprafața totală specifică a particulelor de fosfat diferă. Practic, durata procesului pentru diferite tipuri de fosfați și regimuri tehnologice este de 4-8 ore [4].
2.2.3.Cristalizarea sulfatului de calciu
Este cea mai importantă problemă tehnologică în procesul de obținere a acidului fosforic, deoarece ete necesară formarea unor cristale mai mari care să se filtreze ușor. Dimensiunea cristalelor este o mărime invers proporțională cu numarul lor. Numarul cristalelor care se formează este funcție de concentrația subtanței reactante în faza lichidă. Cristalizarea sau precipitarea încep când faza lichidă devine suprasaturată. Cristalele cele mai regulate și de o construcție mai bună se obțin la suprasaturare scăzută, într-o soluție în care există centrii de cristalizare.
Solubilitatea sulfatului de calciu depinde de temperatură și concentrația în P2O5 a soluției.
Din figura 2 se constată existența a trei domenii:
I – reprezintă transformarea dihidrat stabil, α-semihidrat instabil și anhidritul II
metastabil;
II – reprezintă dihidratul metastabil, α-semihidrat instabil și anhidritul II stabil;
III – reprezintă dihidratul instabil, α-semihidrat metastabil și anhidritul II stabil.
Se constată existența a numai două faze de echilibru stabil: dihidratul și anhidritul II.
În figura 3 unt reprezentate izotermele de olubilitate la 250C și la 800C, la rapoarte stoechiometrice a ionilor Ca2+ și SO42- ([6]165).
Din diagramă se constată că la o anumită temperatură, solubilitatea crește la marimea concentrației în P2O5 și atinge un maxim între 15-25% P2O5 indiferent de temperatură.
Din figură se observă că la creșterea temperaturii, cele două curbe se întâlnesc în punctul A, căruia îi corespunde TE.
Curbele punctate reprezintă variația suprasaturației cu temperatura la aceiași concentrație a acidului fosforic. Pe diagramă sunt marcate temperatura de inceput a cristalizării pentru dihidrat (d) și senihidrat (b); punctului A´ îi corespunde TS.
Dacă punctul figurativ al unei soluții [H3PO4 + CaSO4 + H2O] se găsește inițial în M, prin dizolvarea de CaSO4 acesta se deplasează în P, când soluția devine saturată în CaSO4 .2H2O, apoi se deplasează de la (1) la (2) când cresc cristalele existente de CaSO4 .2H2O, ajungând in(2) când începe formarea germenilor tridimensionali de CaSO4 . 2H2O. În (3), soluția devine saturată în CaSO4 . 0.5H2O, în (4) începe și formarea germenilor tridimensionali CaSO4 . 0.5H2O. zona hașurată corespunde formării germenilor tridimensionali de semihidrat.
TS – temperatura teoretică cea mai ridicată la care se poate separa dihidratul, depașirea acesteia determină formarea semihidratului.
În amestecul de acid fosforic și sulfuric, în limitele concentrațiilor de 15; 20; 25; 30 și 35% P2O5 și 0 – 9 % H2SO4 s-a determinat solubilitatea dihidratului la 250C, 500C și 750C, [19]. Din figura 5 (a) – (e), în care se reprezintă solubilitatea CaSO4 .mH2O în funcție de concentrația de acid sulfuric la 700C se constată că solubilitatea crește, atingând un maxim la aproximativ 20% P2O5 și scade continuu la creșterea acidului sulfuric liber. Pe baza datelor experimentale, pentru solubilitatea dihidratului, s-a elaborat și ecuația empirică ([19] 167 ).
(2.8)
u = 1.25 – 0.01t
k = 0.460 – [(2.40 – lgt)/0.912]/100
CCa = % Ca2+; = %SO42- ; = % P2O5; t = 0C;
Ecuația (2.8) este valabilă pentru limitele 25<t<750C;
20<<350C; <10; CCa<; [19].
În figura 6 se constată că solubilitatea dihidratului, la concentrație constantă a acidului fosforic, scade continuu cu creșterea concentrației acidului sulfuric și scăderea temperaturii.
Formarea cristalelor este influențată de prezența anumitor impuritpți. Impuritățile (fier, aluminiu, compusii siliciului, substanțele organice, etc) conținute în acidul fosforic de extracție, au o influență mare asupra cristalizării sulfatului de calciu [6].
Cercetările experimentale asupra fazei solide, rezultate în proces au arătat că se formează o soluție solidă cu solubilitate limitată în fosfat în sulfat de calciu în orice modificație, prin substituirea ionilor SO42- cu HPO42- [25].
2.2.4. Extragerea P2O5 din minereu [6]
Gradul de extracție al P2O5 depinde de pierderile acesteia în timpul procesului. Pierderile se datorează minereului nedescompus, formării fosfatului dicalcic insolubil și spălării incomplete a P2O5 solubil în apă.
Pierderile datorită rocilor fosfatice nereacționate pot apare din cauza dimensiunilor prea mari ale particulelor sau a timpului de reacție prea mic. Ele pot apare și ca urmare a acoperirii particulelor de minereu fosfatic nereacționat cu o particula de ghips. Precipitarea ghipsului se face atât de rapid, încât ionii de calciu formați nu au timp să difuzeze de la suprafața de separare a fazelor fosfat-acid în masa de reacție, înainte de a fi transformați ăn ghips. Efectul apare la o depășire a concentrației sulfatului de 3.5% H2SO4 . Pierderile de P2O5 incluse în sulfatul de calciu se datoreză formării unei soluții solde de fosfat dicalcic CaHPO4 .2H2O în ghips.
Întreaga cantitate de P2O5 din ghips este prezentă sub formă HPO42- care înlocuiește parțial ionii SO42- în rețeaua cristalină a sulfatului de calciu. Pierderile se datorează faptului că fosfatul dicalcic cristalizează în același sistem cristalin ca sulfatul de calciu și are aproape aceleași constante cristalografice ca ghipsul, în plus fosfatul dicalcic are o mică tendință să precipite în soluții acide [6].
Gradul de substituire crește cu mărirea concentrației P2O5 în soluție. Creșterea excesului de acid sulfuric duce la micșorarea gradului de substituire prin reducerea concentrației ionilor Ca2+, mărirea frecvenței de ciocnire între ionii SO42- și rețeaua sulfatului de calciu.
Un exces prea mare de acid sulfuric poate duce la blocarea dezagregării. De aceea procentul de SO42- nu trebuie să coboare sub 0.8%. Creșterea temperaturii micșorează vâscozitatea masei de reacție și ușurează egalarea prin difuziune, determinând o substituție mică și condiții bune de cristalizare. Mărirea intensității de agitare micșoreză gradul de substituire al fosfatului. Intensitatea de agitare nu poate fi mărită prea mult, deoarece simultan se mărește frecvența ciocnirilor și astef viteza de formare a centrilor de cristalizare.
Prezența ionilor feroși în soluție mărește gradul de substituire al fosfatului, dar are și efect favorabil asupra habituslui cristalin. În condiții industriale, dacă se menține în întreaga masă un exces de ionii SO42- în limitele 0.8 – 3.5 %, pierderile nu depășesc 3.5% P2O5 din minerale.
Pierderile datorită spălării incomplete a P2O5 solubil în apă depind de: concentrația acidului produs, de temperatura de filtrare, de numărul de spălări, de forma și dimensiunile cristalelor și de cantitatea apei de spălare.
Datorită pierderilor amintite, randamentul de extracție al P2O5 variază în limitele 96-98%.
2.2.5. Filtrarea
Concentrația maximă a acidului fosforic este limitată de temperatura de reacție și tipul de sulfat de calciu necesar pentru o filtrare bună. La temperatura de 750C, când sulfatul de calciu cristalizează sub formă de ghips, cel mai economic este acidul 31-32% P2O5.
Acidul fosforic se separă de ghips prin filtrare. Filtrele moderne: filtrul bandă; cu taler mobil și taler basculant, filtru rotativ orizontal [22], prezintă mai multe zone: în prima rezultă acidul produs finit 30-32% P2O5, din a doua zonă rezultă acid 20-22% P2O5 în urma spălării cu acid diluat a ghipsului rezultat din prima zonă, acid recirculat în proces. Ghipsul, în ultima zonă se spală cu apă caldă (cca. 600C) pentru înlăturarea ultimelor urme de acid fosforic, produsul filtrat fiind întrebuințat la spălarea cu acid diluat în zonele precendente. Ghipsul rezultat la filtrare conține până la 1% P2O5 insolubil și 20-40% umiditate.
Un rol important al filtrelor îl constituie viteza de filtrare; accelerarea acesteia se realizează printr-un vid înaintat și o grosime mai mică a turtei de pe filtru.
Pentru a realiza condiții normale de lucru a filtrelor este necesar să se asigure- [6].: o compoziție uniformă și o stare fizico-chimică constantă a suspensiei (L:S, compoziție granulometrică a fazei solide, vâscozitatea fazei lichide, temperatura, etc) răspândirea uniformă a suspensiei prin alimentarea ei în zona filtrului făra vid, introducerea neîntreruptă și uniformă a suspensiei, introducerea și răspândirea uniformă a apei, respectiv a filtrului de spălare.
Acidul fosforic obținut conține o serie de impurități în funcție de natura minerelui fosfatic întrebuințat îm proces. Aceste impurități pot fi: până la 3-5% acid sulfuric, fluor, aluminiu, fier, magneziu și până la 1% alte impurități ca: B,Si, Ca, Cl, Na, Zn, K, Ti, Cr, Mo, Ni, As, C. Din acidul fosforic produs la depozitare se depune un reziduu care constă din sulfat de calciu, Na2SiF6 și cantități mici de săruri complexe ale acidului hexafluorsilicic –[6].
2.2.6. Concentrarea
Se realizează pentru acidul fosforic produs finit 30-32%P2O5 la 44% P2O5 sau 54% P2O5. acidul fosforic poate fi concentrat până la 69-72% P2O5 când se obține acid superfosforic, folosit la producerea îngrășămintelor lichidesau granulate. Operația se realizează în două evaporatoare cu efect simplu și recirculare forțată. Acidul 30-32% P2O5 este pompat din rezervorul de depozitare în vasul de alimentare, cu debit constant. În pompă acidul se amestecă cu masa mare de acid recirculat parțial concentrat. Amestecul trece în schimbătorul de căldură și în continuare intră în camera evaporatorului, unde are loc evaporarea apei. Acidul concentrat este recirculat, iar o parte se scurge prin deversare, după care este pompat cu o pompă de acid, spre vasul de alimentare al celui de-al doilea evaporator de unde prin gravitatie trece spre parte de aspirație a pompei de recirculare unde se amestecă cu acidul recirculat și intră în schimbător în prima cameră de evaporare. Acidul concentrat final este pompat la depozitare.
În timpul evaporării, o dată cu apa se degăjă și fluorul ub formă de SiF4 și HF. Astefl gazele trec prin defluoatoare unde vaporii întâlnesc jeturi de soluție recirculată de acid fluorsilicic care reține fluorul. Vaporii trec prin condensatoarele evaporatorului și sunt aspirați de asamblurile de punere sub vid a instalațiilor.
Funcționarea și controlul evaporatoarelor este automată. Este importantă obținerea unui acid cu o concentrație uniformă a P2O5. pentru aceasta trebuie cunoscut raportul dintre tensiunea de vapori a aburului și temperatura acidului concentrat produs [1].
Temperatura maximă indicată pentru soluție este 850C în scopul amenajării protecției de cauciuc a evaporatorului și de a reduce la maxim coroziunea [1].
Schimbătoarele de căldură sunt sub formă de fascicule tubulare executate din grafit. Acidul circulă prin tuburi, în timp ce mantaua primește la partea superioară, abur de joasă presiune. Aburul nu este răcit [1]. Treptele de concentrare sunt prevăzute cu ejectoare în două trepte, alimentate cu abur saturat de 10 kg/ cm2s. Temperatura aburului folosit este de 120-1500C.
2.2.7. Purificarea
Constă în îndepărtarea impurităților din soluția de acid fosforic, impurități care produc creșterea vâscozității acidului, apariția proceselor cu efect negativ, în etapa păstrării și transportului, cât și în cea de utilizare a sa pentru obținerea îngrășămintelor. În funcție de utilizările ulterioare ale acidului fosforic, impuritățile se indepărteză total sau parțial. Metodele de purificare sunt: metoda chimică, metoda cristalizării, metoda extracției cu solvenți.
Metoda chimică urmărește:
Înlăturarea ionului SO42-, care poate avea loc prin precipitarea sub formă de CaSO4, Ba sau Sr, adșugând acid fosforic apatită, carbonat, clorură sau azotat de calciu, carbonat de stronțiu sau de bariu [6]. Înlăturarea magneziului din acid fosforic [40-46% P2O5] se face la cald (sub 800C) cu acid hexafluorsilicic sau fluorsilicat de amoniu-[6] ,când la răcire se depune sarea cristalină MgSiF6.6H2O ceea ce se separă ușor prin filtrare.
Înlăturarea fluorului, se realizează cu fluorsilicat prin precipitare adăugând acid fluorhidric, carbonat de sodiu până la pH = 1.5-2.Acidul se poate de defluorura prin adaos de silice și încălzire la 1200C când se degajă vapori de apă și SiF4 [6].
Îndepărtarea fierului și aluminiului, se face prin prcipitarea cu fosfați cu ajutorul schimbătoarelor de ioni, prin extracție cu esteri ai acidului fosforic (tri- n- butilfosfat) sau prin încălzirea acidului fosforic la 3000C, când fosfații trec în metefosfați.
Îndepărtarea arseniului și plumbului, are loc prin precipitarea sub formă de sulfuri, fie prin barbotare de H2S, fie prin introducerea unei sulfuri (Na2S). Arseniul se mai poate îndepărta cu oxid de cupru, SnS, Sb2S5-[6].
Îndepărtarea uraniului, se face prin tratarea soluției cu fier, când uraniul trece în formă tetravalentă, apoi cu o soluție de esteri ai acidului pirofosforic. Separarea poate fi facută și cu ajutorul schimbătorilor de ioni sau a reducătorilor.
Îndepărtarea vanadiului se realizează prin îndepărtarea cloratului de sodiu la acid fosforic, concentrat în prealabil.
Decolorarea acidului; colorația puternică a acidului este datorată substanțelor organice dizolvate. Impuritățile organice pot fi reduse prin calcinarea precalabilă a fosfaților sau cu agenți oxidanți ca: permanganat, clor gazos.
Metoda cristalizării ete ideală pentru obținerea caidului fosforic liber de orice impuritate. Acidul este concentrat până la densitatea de 1.85-[6], evitând supraîncălzirea peste 1500C, după ce este răcit la 200C. Masa cristalină se centrifughează, iar cristalele obținute se usucă. Cristalele uscate compun cantități foarte mici de impurități. Prin această metodă se poate obține acid fosforic mult mai pur decât metodele chimice greoaie[6].
2.3. Linii contemporane cu dihidrat
2.3.1. Procedeul Prayon [6].
Particularitatea procesului constă în descompunerea fosfatului cu un amestec de acid sulfuric diluat (55%) și acid fosforic recirculat (23%P2O5) într-un extractor format din 10 compartimente. Raportul L:S = 32. pentru filtrare se foloseste filtru cu taler basculant de tip Prayon care prezintă mai multe zone: în prima zonă prezintă produsul finit cu 32% P2O5, în zona a doua, acidul recirculat cu 22% P2O5, în zona a treia, acidul cu 5-7% P2O5, spălarea făcându-se în contra curent cu apă de 600C. O parte din acidul produs se concentrează până la 54% P2O5. randamentul extracției este de 95-97% [6].. În unele instalații procesul decurge în două extractoare, fiecare fiind impărțite țn patru părți.
Figura 7: Schema procedeului Prayon: 1-reacor; 2- evaporator; 3- răcitor; 4- filtru;
Un alt procedeu de obținere al acidului fosforic 32% P2O5, figura 8, folosește un reactor format din trei secții. Acidul sulfuric și acidul fosforic (rezidual) recirculat, se reintroduc în a treia-a. Circa 5% din pulpă se trimite la filtru, iar restul în prima secție a reactorului.prin amestecarea fosfatului cu pulpa recirculată în prina secție, reacția are loc în proporție de 90%. Temperatura în reactor, optimă, se menține prin răcire cu aer. De la filtru cu trei zone de spălare, rezultă acidul 32% P2O5, care este apoi concentrat la 54% P2O5.
Figura 8: 1-amestecător; 2-reactor; 3-rezervor; 4-filtru; 5-rezervor H3PO4; 6-pompe de recirculare a pulpei
Un alt procedeu utilizează un reactor Swenson, figura 9[6]. Roca fosfatică și acidul recirculat după amestecare se introduc la baza reactorului. Acidul sulfuric 60%, la 730C se pulverizează în partea superioară a reactorului, în zona de evaporare. Temperatura în reactor se menține constantă, datorită evaporării unei părții de apă. Presiunea în zona de vapori este de 0.2 atm. Timpul de staționare a masei de reacție este de circa 4 ore. Acest reactor asigură condiții pentru formarea cristalelor mari de sulfat de calciu ușor filtrabile, asigură o reducere a consumului specific de energie electrică și a cheltuielilor de întreținere.
.
Figura9: Schema reactorului Swenson pentru obținerea acidului fosforic: 1-reactor; 2-cilindru central; 3-condensator
CAPITOLUL 3
DIMENSIONAREA TEHNOLOGICĂ A FLUXULUI DE FABRICAȚIE
3.1. Bilanț de materiale
Se urmărește înlocuirea bilanțului de materiale pentru o productivitate a instalației de 200000 t/an H3PO4 32% P2O5. Reacția globală a procesului este următoarea:
Ca10(PO4)6F6+10H2SO4+nH3PO4+mH2O=10CaSO4.2H2O+6H3PO4+
(m-2n)H2O+HF
Această reacție nu permite un calcul complet și corect al bilanțului, de aceea pentru calcul se utilizează reacțiile:
P2O5 + 3H2O = 2 H3PO4 (1)
CaO + H2SO4 = CaSO4 + H2O (2)
Fe2O3+ 2H3PO4 = 2FePO4 + 3H2O (3)
Al2O3 + 2H3PO4 = 2AlPO4 + 3H2O (4)
MgO + 2H3PO4 = Mg(H2PO4)2+ 3H2O (5)
6HF + SiO2 = H2SiF6 + 2H2O (6)
4HF + SiO2 = SiF4 + 2H2O (7)
(Na,K)2O + H2SiF6 = (Na,K)2SiF6 + 2H2O (8)
Materiile folosite în instalațiile de acid fosforic sunt apatita de Maroc [6], acidul sulfuric 96%, acidul fosforic de recirculare 20% P2O5. Pulpa fosforică conține 30% solide în greutate și acid fosforic 32% P2O5.
Produsele secundare obținute sunt ghipsul cu o umiditate de 35% și o fază gazoasă care conține SiF4 și HF.
Condițiile de funcționare sunt: temperatura de descompunere a apatitei 750C, randamentul reacției de 98%, randamentul de filtrare ghips 98%, randamentul total 96%.
Bilanț de materiale al fazei de reacție
Pentru o productivitate a instalației de P = 200000 t/an H3PO4 32% P2O5 și un număr de ore de funcționare de 8000 h/an.
P = 200000/8000 = 25 t/an = 25000 kg/h H3PO4 32%;
P, = 25000 x 32/100 = 8000 kg/h H3PO4 pur;
P,, = cantitatea de acid fosforic recirculat;
G = P, + P,, – canitatea totală de H3PO4 format.
Conform reacției globale putem calcula stoechiometruc cantitatea de apatită pură, X:
G/G = X/Ma
unde: = masa moleculară a acidului fosforic, kg/kmol;
Ma = masa moleculară a apatitei, kg/kmol.
X = 1.7143G (1)
Cosiderând că acidul fosforic recirculat se consumă în reacțiile cu oxizii metalici și notând a, b, c, debitele masice de Fe2O3 , Al2O3 și respectiv MgO consumat în reacțiile secundare și luând în considerare compoziția procentuală a apei pure, avem:
a = %Fe2O3/ (%P2O5 + %CaO + %F) = 0.00318X;
b = %Al2O3/ (%P2O5 + %CaO + %F) = 0.0053X;
c = %MgO/ (%P2O5 + %CaO + %F) = 0.00106X.
Stoechiometria conform reacțiilor (3), (4), (5):
a / MFe2O3 = P1,,/ 2MH3PO4; P1,, = 1.225a = 0.0038X;
b / MAl2O3 = P2,,/ 2MH3PO4; P2,, = 1.92b = 0.00102X;
c / MMgO = P3,,/ 2MH3PO4; P3,, = 4.9c = 0.0052X.
P1,, + P2,, + P3,, = P,, = 0.0192X (2)
Cu ajutorul ecuațiilor obținute (1), (2) se obține un sistem în care avem ca necunoscute: cantitatea de apatită pură și cantitatea de acid fosforic recirculat.
X = 1.7413G G = P, + P,, X = 14182.42 kg/h
0.0192 = P,, P,, = 272.30 kg/h
Deci, cantitatea de acid fosforic format G = 8272.2 kg/h, iar cantitțile de oxizi consumate vor fi:
a = 53.89 kg/h Fe2O3;
b = 144.66 kg/h Al2O3;
c = 73.748 kg/h MgO.
Cantitatea de apatită impură:
X, = 100% / (%P2O5 + %CaO + %F) . X; X = 1555.647 kg/h
Materialele intrate în reacție:
Apatita impură Ga = 15055.647 kg/h:
Acid sulfuric calculat stoechiometric G,H2SO4 = 10xMH2SO4xX/Ma;
G,H2SO4 = 13788.463 kg/h;
Acid sulfuric 96% G0H2SO4 = (100/96) G,H2SO4;
G0H2SO4 = 14362.8 kg/h;
Apă intrată cu soluția de acid foforic G0H2O = G0H2SO4- G,H2SO4;
G0H2O = 574.52 kg/h;
Acid fosforic 20% P2O5 recirculat P,, = 272.3 kg/h;
Apa cu soluția recirculată G,H2O= P,(80/20)=1089.2kg/h;
Pulpa recirculată de la răcire Gp = y – z (din B.T);
Apa introdusă ca atare Y = 2466.752 kg/h.
Valoarea lui Y este obținută prin diferență din bilanțul de materiale global al fazei de reacție.
Deci, debitul masic total al materialelor intrate, este:
Gi = Ga + G0H2SO4 + χ + Gsp + Gp
unde: X = cantitatea de acid fosforic 32%P2O5, recirculat, kg/h;
Y = cantitatea de apă evaporată, kg/h;
Z = cantitatea de pulpă trimisă la autoevaporare, kg/h;
Gsp = cantitatea de acid fosforic de spălare, kg/h.
Materialele ieșite din faza de decompunere
Pentru calculul acestor debite se analizează fiecare reacție secundară. Din prima reacție, (1), conform cantitășilor de acid fosforic obținut G = 8272.3 kg/h.
Canitatea de apă corespunzătoare acidului format:
G3H3PO4 = 3 x G x M/ 2 x MH3PO4 = 2279.103kg/h;
Conform reacției (2):
Cantitatea de acid sulfuric rămasă după consumul în reacție considerând randamentul de transformare a CaO 100%:
G2 H2SO4 = MH2SO4 x GCaO / MCaO = 13700.627 kg/h
G3 H2SO4 = G0H2SO4 – G2 H2SO4 = 663.353 kg/h
Cantitatea de sulfat de calciu formată, este:
G,CaSO4 = G2 H2SO4 x MCaSO4 / MH2SO4 = 19013.114 kg/h;
Cantitatea de CaSO4 dizolvată, ținând cond de solubilitatea acestuia în soluția de acid fosforic 32%P2O5 ([6] 470) care este 0.53%:
G2CaSO4 = 0.0053 x G,CaSO4 = 108.37 kg/h;
Cantitatea de CaSO4 cristalizat:
G3CaSO4 = GCaSO4 – G2CaSO4 = 18904.744 kg/h;
Cantitatea de ghips corespunzătoare ghipsului cristalizat:
GCaSO4 = 2 x G3CaSO4 x MCaSO4 x 2H2O /2 MCaSO4 = 23904,94 kg/h;
Cantitatea de apă legată cu ghipsul:
G4H2O = GCaSO4 x 2H2O – G3CaSO4 = 5004.196 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G5H2O = G2 H2SO4 x MH2O / MH2SO4 = 2516.445 kg/h.
Considerând reacția (3) ca având loc cu un randament de 98%:
Cantitatea de acid fosforic consumat:
G, H3PO4 – 2 MH3PO4 x a x η / MFe2O3 = 64.63 kg/h;
Cantitatea de FePO4 formată:
GFePO4 = 2 MFePO4 x G, H3PO4 / 2 MH3PO4 = 99.68 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G6H2O = 3 x a x MH2O / MFe2O3 = 18.187 kg/h.
Considerând reacția (4) , ce are loc cu randament de 98%:
Cantitatea de H3PO4 consumat:
G2 H3PO4 = 2 x b x η x MH3PO4 / MAl2O3 = 272.41 kg/h;
Cantitatea AlPO4 formată:
GAlPO4 = 2M AlPO4 x G3 H3PO4 / 2 MH3PO4 = 339.12 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G7H2O = 3 x b x MH2O / MAl2O3 = 76.58 kg/h;
Considerând reacția (5) ca având loc cu un randament 98%:
Cantitatea de H3PO4 consumat:
G3 H3PO4 = 2 x c x MH3PO4 / MMgO = 354.14 kg/h;
Cantitatea Mg(H2PO4) formată:
GMg(H2PO4)2 = G3 H3PO4 x MMg(H2PO4)2 / 2 x MH3PO4 = 393.89 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G8H2O = 3 x c x MH2O / MMgO = 99.56 kg/h;
Cantitatea HF format din reacția globală:
G,H2O = 2 x X x MHF / M,a = 562.79 kg/h; Din această cantitate 25% trece în fază gazoasă ca HF și SiF4 iar 75% rămâne în oluție ca H2SiF6.
G2HF = 0.25 G,HF = 140.69 kg/h;
G3HF = 0.75 GHF = G,HF – G2HF = 422.09 kg/h;
Considerând reacția (6) ca având randament de 98%:
Cantitatea de H2SiF6 formată:
GH2SiF6 = G3HF x MH2SiF6 / 6MHF = 506.5 kg/h;
Cantitatea de SiO2 consumată pentru formarea H2SiF6:
G, SiO2 = MSiO2 x G3HF / 6MHF = 211.045 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G8H2O = 2 x MH2O x G3HF / 6MHF = 126.627 kg/h;
Considerând reacția (7) ca având loc cu randament de 98%:
Cantitatea de SiO2 ce reacționează:
G2 SiO2 = G SiO2 – G, SiO2 = 14.785 kg/h;
Cantitatea de SiF4 formată:
G SiF4 = MSiF4 x G2 SiO2/ MsiO2 = 8.871 kg/h;
Cantitatea de HF consumat:
G, HF = 4 x MHF x G2 SiO2/ MsiO2 = 19.17 kg/h;
Cantitatea de HF rămasă în fază gazoasă:
G5HF = G2HF – G4HF = 120.98 kg/h;
Cantitatea de fază gazoasă rezultată:
Gy = G5HF + G SiF4 = 144.607 kg/h.
Considerând reacția (8) ca având loc cu randament 100%:
Cantitatea (Na, K)2SiF4 formată:
G(Na,K)2SiF6 = G(Na,K)2O x M(Na,K)2SiF6 / M(Na,K)2O = 465.56 kg/h;
Cantitatea H2SiF6 consumată:
G2H2SiF6 = MH2SiF6 x G(Na,K)2SiF6 / M(Na,K)2SiF6 = 328.63 kg/h;
Cantitatea H2SiF6 rămasă în fază în fază lichidă:
G3H2SiF6 = G,H2SiF6 – G2H2SiF6 = 177.87 kg/h;
Cantitatea de apă formată:
G,,H2O = MH2O x G(Na,K)2SiF6 / M(Na,K)2SiF6 = 41.078 kg/h.
Solubilitatea (Na, K)2SiF4 aflat în soluție este de 0.75% la 750C conform diagramei de solubilitete[6].
G,(Na,K)2SiF6 = (0.75/32) G = 193.88 kg/h;
Cantitatea (Na, K)2SiF4 cristalizat:
G3(Na,K)2SiF6 = G(Na,K)2SiF6 – G,(Na,K)2SiF6 = 271.68 kg/h;
Cantitatea de apatită nedescompusă, considerând că randamentul de descompunere este 98%:
G,a = (1 – η) x Ga = 301.11 kg/h:
Cantitatea de fază solidă rezultată este:
S = G,a + GINS + G3(Na,K)2SiF6 + GcaSO4 .2H2O = 24812.95 kg/h;
Cantitatea totală de H3PO4 rămasă în soluție:
G12H2O = G0H2O +G5H2O +G6H2O +G7H2O +G8H2O + G9H2O +G10H2O + G11H2O + G12H2O
G12H2O = 3506.86 kg/h;
Cantitatea de apă necesară formării ghipsului și H3PO4:
G13H2O = G3H2O + G4H2O = 7283.299 kg/h;
Cantitatea de apă necesară proceselor interioare:
G14H2O = G13H2O – G12H2O = 3776.44 kg/h;
Stiind că raportul lichid – solid al pulpei de reacție L: S = 3:1;
Cantitatea de pulpă trimisă la filtrare este:
G0p = 4 x S = 99251.8 kg/h;
Cantitatea de fază lichidă trimisă la filtrare:
L = G0p – S = 74438.85 kg/h;
Cantitatea de pulpă trimisă la răcire:
G,p = Z = 476232.9 kg/h ( valoarea calculată din ecuația bilanțului termic pe autoevaporator);
Deci, debitul total de materiale ieșite din faza de reacție este:
GE = Gg = G0p = G,p = 99369.407 + z = 575529.307 kg/h
Calculul cantității acidului fosforic de spălare:
Aplicând egalitatea debitelor de intrare și ieșire din faza de reacție:
29418.627 + X + Z – Y + GS = 99396.407 + Z
unde: X = cantitatea de H3PO4 32% P2O5 recirculat de la treapta ăntâi de
filtrare, kg/h;
X = 28048.93 kg/h;
Z = cantitatea de pultă trimisă la răcire, kg/h;
Z = 458441.63 kg/h;
Y = masa de apă evaporată, kg/h;
Y = 2466.462 kg/h;
Z – Y = cantitatea de pulpă recirculată de la faza de evaporare – recire,
kg/h ;
GS = cantitatea de soluție recirculată la descompunere, kg/h;
GS = 47533876 kg/h.
Bilanțul global al fazei de decompunere
Tabel 1:
Analiza chimică a produsului uscat, apatita de Maroc [6]. este:
Tabel 2
Bilanț de materiale al fazei de evaporare-răcire
MATERIALE INTRATE
Cantitatea de pulpă trimisă la autoevaporare:
G,p = Z = 458441.63 kg/h (din B.T);
MATERIALE IEȘITE
Cantitatea de pulă recirculată:
Gp = Z – Y = 455974.81 kg/h;
Cantitatea de apă evaporată:
G15H2O = Y = 2466.82 kg/h;
Debit total de materiale intrate: Gi = G,p = 458441.63 kg/h;
Debit total de materiale ieșite: GE = Gp + G15H2O = 458441.63 kg/h;
Gi = GE
Bilanț de materile al treptei de filtrare
Treapata I:
După prima treaptă de filtrare ghipsul conține 48.5% fază lichidă și deci raportul L:S =48.5: 51.5.
MATERIALE INTRATE
Cantitatea trimisă la filtrare de la descompunere:
G0p = 99251.8 kg/h:
Gi = G0p = 99251.8 kg/h:
MATERIALE IEȘITE
Cantitatea de pulpă rezultată:
Gp2 = (100/51.5) x S = 48180.49 kg/h;
Cantitatea de fază lichidă din pulpa rezultată:
L1 = Gp2 – S = 24331.46 kg/h.
În procesul de filtarare se evaporă și o cantitate de apă, cantitate dependentă de cantitatea de aer aspirat și de temperatura pulpei. Se consideră că temperatura pulpei este mai mică cu 2.50C ,tp = 75 – 2.5 = 72.50C. productivitatea filtrului este de 1000kg CaSO4.2H2O uscat/m2 . h, iar cantitatea de aer aspirat V = 56.4 m3 .N/m2 .h și se consideră că aerul se aspiră uniform în cele patru zone ale fitrului.
Cantitatea de aer aspirat în prima zonă a filtrului este:
V,0 = S x V / 4 x Pf = 24812.95 x 56.4 / 4 x 100 = 349.86 m3 .N/m2 .h.
Presiunea vaporilor de apă deasupra soluției de acid fosforic 32.5%P2O5 (44.95%) este:
PV = 115.22 mmHg la 600C [6].
PV = 115.22 / 760 x 105 = 0.1516 x 105 N/m2
Se va admite un grad de saturare al aerului cu vapori de apă 90% ( conform regulamentului) astfel că presiunea vaporilor de apă devine:
P,v = 0.9 x PV = 0.1364 x 105 N/m2
Valoarea procentuală a cantității de apă este:
%H2O = (P,v/P0) x 100 = 17.29
unde: P0 = presiunea de aspirație a aerului 600 mmHg;
P0 = 0.789 x 105 N/m2 [1].
Volumul de vapori de apă evaporată:
a1 = Va x MH2O / VR = 58.77 kg/h;
unde: VR = volumul molar al gazelor:
VR = 22.4 m2/ mol.
Cantitatea de filtrat H3PO4 producție, obținut este:
L2 = L – (L1+a1) = 50048.93 kg/h;
Cantitatea P2O5 din filtrat:
G1 = (32/100)L2 = 16015.658 kg/h;
Cantitatea P2O5 ce intră în faza lichidă a ghipsului:
G2 = L1 x G1/(L1+a1) = 7776.83 kg/h;
Cantitatea de P2O5 ce intră la filtrare:
G3 = G1 + G2 = 23792.488 kg/h;
Cantitatea de H3PO4 produs finit, cu 32% P2O5:
GpH3PO4 = (100/32) G = 25850.937 kg/h.
Produs finit, H3PO4 32% P2O5 conține conform bilanțului:
G6H3PO4 = G x η – G4H3PO4 = 7415.614 kg/h;
G2CaSO4 = 108.37 kg/h;
G3H2SO4 = 662.53 kg/h:
GAlPO4 = 339.12 kg/h;
G FePO4 = 99.68 kg/h;
GMg(H2PO4)2 = 39389 kg/h;
G,(Na,K)2SiF6 = 193.88 kg/h;
G3H2SiF6 = 177.87 kg/h;
GH2O = GH3PO4 – (G6H3PO4 + G2CaSO4 + G3H2SO4 + G FePO4 + GAlPO4 + GMg(H2PO4)2 +
G,(Na,K)2SiF6 + G3H2SiF6 ) ;
GH2O = 164160.16 kg/h;
Cantitatea P2O5 Cce se introduce în reactor cu H3PO4 32% P2O5:
G4 = G1 – G, = 8015.658 kg/h;
Cantitatea H3PO4 recirculată în reactor:
GH3PO4 = X = G4 x 100/32 = 25048.93 kg/h;
Debitul total de materiale ieșite din prima treaptă:
GE = Gp2 + a1 + X + GpH2PO4 = 99139.117 kg/h;
Pierderile existente în instalație:
G, = Gi – GE = 112.67 kg/h.
Treapta a-II-a:
După a doua fază de filtrare, ghipsul conține 45.5% fază lichidă, deci L : S = 45.5 :54.5.
MATERIALELE INTRATE
Cantitatea de pulpă rezultată din treapta I:
Gp2 = 48180.49 kg/h;
Cantitatea de soluție de spălare:
G,s = 36192.755 kg/h;
MATERIALELE IEȘITE
Cantitatea de pulpă rezultată după treapta a -II-a:
Gp3 = 100 x S / 54.5 = 45528.35 kg/h;
Cantitatea de fază lichidă din pulpa rezultată:
L3 = Gp3 – S = 20715.4 kg/h.
Presiunea vaporilor de apă deasupra filtratului la 600C, pentru soluția 21.8%P2O5 ( 30.15% H3PO4) este 133.58 mmHg = 0.176 x 105 N/m2 [6]. Se admite un grad de sataurare al aerului cu vapori de apă de 90%.
Pv2 = 0.9 Pv = 0.158 x 105 N/m2
Conform aceluiași procedeu, ca cela nterior, cantitatea de apă evaporată va fi:
% H2O = (Pv2 /P0) x 100 = 20.05
Va = V,a x % H2O/(100-% H2O) = 87.76 Nm3/h
a2 = Va x MH2O / VR = 70.5 kg/h
Cantitatea soluției de spălare recirculată la descompunere:
Gs = 38774.395 kg/h;
Cantitatea de P2O5 recirculată cu acidul de spălare:
G5 = G2 – ( 1- Ks) /Ks = 7754.879 kg/h; Ks = 0.99
% P2O5 = G5 x 100/ Gs = 20 (1)
Debitul total al materialelor ieșite dupa treapta a –II-a:
GE = Gp3 + a2 +Gs = 45598.85 + Gs
Debitul total al materialelor intrate în treapta a –II-a:
Gi = Gp2 + G,s= 48180.49 + G,s
Pentru închiderea bilanțului de materiale pe această treaptă trebuie ca:
Gi = GE (2)
Cu relațiile (1) și (2) se obține un sistem ale cărui necunoscute sunt debitul soluției de spălare și recirculat:
Gs = 38774.395 kg/h;
G,s = 36192.755 kg/h.
Treapta a-III-a:
După a treia treaptă de filtrare se obține un ghips cu 43.5% fază lichidă, deci L : S = 43.5 :56.5.
MATERIALELE INTRATE
Cantitatea de pulpă rezultată din treapta II:
Gp3 = 45528.35 kg/h;
Cantitatea de soluție de spălare:
Gs2 = 34608.972 kg/h;
Debitul toatl al materialelor intrate:
Gi = Gp3 + Gs2 = 84373.245 kg/h.
MATERIALELE IEȘITE
Cantitatea de pulpă rezultată :
Gp4 = 100 x S / 56.5 = 43916.725 kg/h;
Cantitatea de fază lichidă din pulpa rezultată:
L4 = Gp4 – S = 19103.775 kg/h.
Presiunea vaporilor de apă deasupra soluției de H3PO4 11.85%P2O5 la 400C este 52.64 mmHg = 0.069 x 105 N/m2 Se admite un grad de sataurare al aerului cu vapori de apă de 90%.
Pv3 = 0.9 Pv = 0.062 x 105 N/m2
Conform aceluiași procedeu, ca cela nterior, cantitatea de apă evaporată va fi:
% H2O = (Pv3 /P0) x 100 = 7.87;
Va 3 = V,a x % H2O/(100-% H2O) = 29.886 Nm3/h
a3 = Va x MH2O / VR = 24.015 kg/h;
Cantitatea soluțieie recirculată la treapta a -II- a:
G,s = Gp4 + a3 + G,s = 80137.322 kg/h;
Gi = GE
Gs2 = 346089.972 kg/h;
Treapta a-IV-a:
După ultima zonă de filtrare, ghipsul conține 40% fază lichidă, deci L : S = 40 : 60.
MATERIALELE INTRATE
Cantitatea de pulpă rezultată din treapta III:
Gp4 = 43916.725 kg/h;
Cantitatea de apă de spălare de 500C:
W = 40631.53 kg/h ( din bilanțul global al filtrării);
Debitul toatl al materialelor intrate:
Gi = Gp4 + W = 139883.33 kg/h.
MATERIALELE IEȘITE
Cantitatea de ghips rezultată:
Gp5 = 100 x S / 60 = 41354.916 kg/h;
Cantitatea de fază lichidă din ghips:
L5 = Gp5 – S = 16541.966 kg/h.
Cantitatea de acid fosforic aflată în fază lichidă:
G7H3PO4 = P x ( 1- Ks) /Ks x 2MH2PO4/MP2O5 = 111.54kg/h;
Ks = 0.99
Cantitatea de apî din ghips:
G14H2O = L5 – G7H3PO4 = 16430.426 kg/h.
Presiunea vaporilor de apă deasupra filtratului la 600C, pentru soluția 21.8%P2O5 ( 30.15% H3PO4) este 133.58 mmHg = 0.176 x 105 N/m2[6]. Se admite un grad de saturare al aerului cu vapori de apă de 90%.
Pv4 = 0.9 Pv = 0.174 x 105 N/m2
% H2O = (Pv4 /P0) x 100 = 22.08
V04= V,a x % H2O/(100-% H2O) = 99.14 Nm3/h
a4 = V04 x MH2O / VR = 76.66 kg/h
Cantitatea soluției recirculată la treapta a treia:
Gs2 = 34608.972 kg/h;
Debitul total al materialelor ieșite:
GE = Gp5 + a4 +Gs2 = 76043.548 kg/h
Bilanț de materiale global al filtrării
MATERIALE INTRATE = MATERIALE IEȘITE
G0H2SO4 + Ga + W = Gp5 + GpH3PO4 + a1 + a2 + a3 + a4 + Gy + y
W = 40631.53 kg/h.
Tabel 3: Bilanț de materiale global al filtrării
Tabel 4:
Tabel 5: Bilanț de materiale ale procesului
Tabel 6: Compoziția H3PO4 produs finit 32% P2O5
Bilanț de materiale al fazei de concentrare
Treapta I:
Bilanț de materiale pe schimbătorul de căldură I
MATERIALE INTRATE
La depozitarea H3PO4 32%P2O5, temperatura scade la 400C, temperatură cu suspensia intră intră în faza de concentrare. O parte din CaSO4 precipită. Solubilitatea ghipsului în soluția apoasă de H3PO4, la această temperatură este de 0.58 [6].
Cantitatea CaSO4 rămasă în fază lichidă:
G,CaSO4 = 0.58 x GCaSO4 /32 = 1.96 kg/h;
Cantitatea CaSO4 depusă:
G2CaSO4 = GCaSO4 – G,CaSO4 = 106.4 kg/h;
Cantitatea de ghips depusă;
GCaSO4 . 2H2O = G2CaSO4 x MCaSO4 . 2H2O / MCaSO4 = 140.78 kg/h;
Cantitatea de apă reținută cu ghipsul:
G16H2O = GCaSO4 . 2H2O – G2CaSO4 = 34.38 kg/h;
Cantitatea de apă reținută în soluția de H3PO4 32%P2O5:
G17H2O = GH2O – G16H2O = 16431.641 kg/h;
Solubilitatea (Na,K)2SiF6 în H3PO4 32%P2O5 la 400C este 0.4% [6].
Cantitatea (Na,K)2SiF6 rămasă în faza lichidă:
G4(Na,K)2SiF6 = 0.4 x G(Na,K)2SiF6 / 32 = 2.4235 kg/h;
Cantitatea (Na,K)2SiF6 depusă
G5(Na,K)2SiF6 = G(Na,K)2SiF6 x G4(Na,K)2SiF6 = 191.46 kg/h;
Total cantități depuse la depozitare:
Gd = GCaSO4 . 2H2O + G5(Na,K)2SiF6 = 332.24 kg/h;
Cantitatea H3PO4 32%P2O3, ce intră în schimb:
G8H3PO4 = GpH3PO4- Gd = 25518.697 kg/h;
Cantitatea H3PO4 44%P2O5, de la treapta I de concentrare, recirculată, considerându -se că la amestecarea soluțiilor de acid fosforic 32% cu cel de 44% P2O5 se obține o soluție 42% P2O5. Se scrie bilanțul:
44 Gr1 + 32 G8 H3PO4 = 42 (Gr1 + G8 H3PO4 )
2 Gr1 = 10 G8 H3PO4 ; Gr1 = 127593.48 kg/h;
Debit total materiale intrate
GI = G8 H3PO4 + Gr1 = 153112.177 kg/h;
GI = G9 H3PO4 ;
Debit total de materiale ieșite:
GE = GI = G8 H3PO4 + Gr1 =153112.177 kg/h.
Tabel 7:
Bilanț de materiale al fazei de evaporare I
MATERIALE INTRATE
Cantitatea H3PO4 42%P2O5, ieșită din schimbătorul de căldură I:
G10 H3PO4 = G x 100 / 44 = 16853.668 kg/h (G din tabelul 2).
În procesul de îndepărtare al apei prin evaporare are loc o descompunere a 50% din cantitatea de H2SiF6 din faza lichidă [1].
Cantitatea de H2SiF6 descompusă este:
G4H2SiF6 = 0.5 x G32SiF6 = 88.935 kg/h;
Cantitatea de HF formată prin descompunere;
GHF = G4H2SiF6 x 2MHF / MH2SiF6 = 24.7 kg/h;
Cantitatea de SiF4 formată prin descompunere:
GSiF4 = G4H2SiF6 – GHF = 64.23 kg/h;
Cantitatea de H2SiF6 rămasă în fază lichidă:
G5H2SiF6 = G3H2SiF6 – G4H2SiF6 = 88.935 kg/h;
Cantitatea de apă evaporată:
G18H2O = G8H3PO4 –( G10H3PO4 + G4H2SiF6) = 8576.09 kg/h;
Cantitatea de apă rămasă în H3PO4 44%P2O5 ;
G12H2O = G17H2O – G18H2O = 7855.55 kg/h;
Cantitatea de H3PO4 44%P2O5 rezultată;
G,,H3PO4 = G10H3PO4 + G,r = 144447.14 kg/h;
Total materiale ieșite:;
GE = G18H2O +GHF + GSiF4 + G,,H3PO4 = 153112.16 kg/h;
Gi = GE = 153112.16 kg/h.
Tabel 8: Compoziția soluției de H3PO4 din schimbător
Tabel 9: Compoziția soluției de H3PO4 44% P2O5
Bilanț de materiale al fazei de absorbție
MATERIALE INTRATE
Cantitatea de apă evaporată:
G18H2O = 8576.09 kg/h;
Cantitatea de H2SiF6 descompus;
G4H2SiF6 = 88.935 kg/h;
Cantitatea de H2SiF6 din soluția de 15% H2SiF6 de spălare, se obține din bilanțul compușilor cu fluor:
0.15 x Ga + G4H2SiF6 = 0.25 (Ga + G4H2SiF6)
Ga = 0.75 x G4H2SiF6/0.1 = 667.0125 kg/h;
Total materiale intrate:
Gi = G18H2O + G4H2SiF6 + Ga = 9332.0375 kg/h.
MATERIALE IEȘITE:
Cantitate soluție 25% H2SiF6:
G,a = Ga + G4H2SiF6 = 785.947 kg/h;
Cantitate soluție 25% H2SiF6 produs finit:
G,p = G4H2SiF6 /0.25 = 355.74 kg/h;
Cantitate soluție 25% H2SiF6 ce se recirculă:
G2a = G,a – G,p = 400.2 kg/h;
Cantitate vapori de apă:
G18H2O = 8576.09 kg/h;
Total debit de ieșire:
GE – G18H2O + G2a + G,p = 9332.02 kg/h;
Gi = GE.
Bilanț de materiale al condensării I
MATERIALE INTRATE
Cantitate de vapori de apă:
G18H2O = 8576.09 kg/h;
Cantitate de apă necesară condensării:
G20H2O = X; G20H2O = 129942 kg/h;
MATERIALE IEȘITE
Cantitate de apă și condens;
G,am = G18H2O + G20H2O = 138518.09 kg/h.
Tabel 10: Bilanț global al etapei I de concentrare
Treapta a-II-a
Bilanț de materiale pe schimbătorul II
MATERIALE INTRATE
Cantitatea H3PO4 44%P2O5;
G10H3PO4 = 16853.668 kg/h;
Cantitatea H3PO4 54%P2O5 recirculată de la etapa de evaporare II. Se consideră că după amestecul acizilor (44%P2O5 și 54%P2O5) rezultă un acid cu 52%P2O5. Se face un bilanț de materiale:
54 x Gr2 + 44 x G10H3PO4 = 52 (Gr2 + G10H3PO4 );
2 Gr2 = 8 G10H3PO4 ; Gr2 = 67414.672 kg/h;
Total debit intrare:
Gi = GH3PO4 + Gr2 = 84268.64 kg/h;
MATERIALE IEȘITE
GE = G,,H3PO4 = Gr2 + G10H3PO4 = 84268.64 kg/h.
Bilanț de materiale al fazei de evaporare II
MATERIALE INTRATE
Gi = G,,H3PO4 = 84268.34 kg/h.
MATERIALE IEȘITE
Ținând cont de solubilitatea CaSO4 în H3PO4 54%P2O5, care este 0.17% și a (Na , K)2SiF6 care este 0.25 ([6[470):
Cantitatea CaSO4 din H3PO4 54%P2O5:
G3CaSO4 = (0.0017 x G,H2SO4) = 0.17 x GCaSO4 /54 = 0.004 kg/h;
Cantitatea CaSO4 separată:
G4CaSO4 = G,CaSO4 – G3CaSO4 = 1.956 kg/h;
Cantitatea de ghips formată:
G,CaSO4 . 2H2O = G4CaSO4 x MCaSO4 . 2H2O / MCaSO4 = 2.47 kg/h;
Cantitate fluorsilicați rămasă în soluția acidă:
G6(Na,K)2SiF6 = 0.25 x G4(Na,K)2SiF6 /54 = 0.00605 kg/h;
Cantitate de apă legată în ghips:
G20H2O = G,CaSO4 . 2H2O – G4CaSO4 = 0.52 kg/h;
Cantitatea de fluorsilicați depusă:
G7(Na,K)2SiF6 = G4(Na,K)2SiF6 – G6(Na,K)2SiF6 = 2.417 kg/h;
Total cantităși depuse:
Gd = G,CaSO4 . 2H2O + G7(Na,K)2SiF6 = 4.417 kg/h;
Se consideră că la etapa a doua de evaporare se descompun 25% din H2SiF6 aflat în soluție [1]. Deci:
Cantitatea de H2SiF6 descompus:
G6H2SiF6 = 0.25 x G5H2SiF6 = 22.23 kg/h;
Cantitatea de H2SiF6 rămas în faza lichidă:
G7H2SiF6 = G5H2SiF6 + G6H2SiF6 = 66.705 kg/h;
Cantitate de H3PO4 produs finit cu 54%P2O5:
G5H3PO4 = G x 100 / 54 = 15319.074 kg/h;
Cantitate de apă evaporată:
G22H2O = G10H3PO4 – (G5H3PO4 + G,CaSO4 . 2H2O + G6H2SiF6 + G7(Na,K)2SiF6 );
G22H2O = 1507.477 kg/h;
Cantitatea de apă rămasă în H3PO4 54%P2O5:
G23H2O = G19H2O – (G21H2O + G22H2O ) = 6347.553 kg/h;
Cantitatea totală de H3PO4 54%P2O5:
G6H3PO4 = Gr2 + G5H3PO4 = 82733.746 kg/h;
Total debit materiale ieșite:
GE = G,CaSO4 . 2H2O + G6H2SiF6 + G6H3PO4 + G22H2O + G7(Na,K)2SiF6 ;
GE = 84268.34 kg/h;
Gi = GE.
Tabel 11: : Compoziția soluției de H3PO4 54% P2O5
Bilanț de materiale al fazei de absorbție II
MATERIALE IEȘITE
Cantitatea H2SiF6 descompus la evaporare:
G2H2SiF6 = 22.23 kg/h;
Cantitate apă evaporată:
G7H2O = 1507.477 kg/h;
Cantitate apă necesară absorbției. Se determină realizând un bilanț de materiale al compușilor cu fier, știind că se folosește un absorbant soluție 15% H2SiF6 și se obține soluție 25% H2SiF6.
0.15 x Ga3 + G2H2SiF6 = 0.25 (Ga3 + G2H2SiF6 );
0.1 x Ga3 = 0.75 x G2H2SiF6 = Ga3 = 166.725 kg/h;
Total debit materiale intrate:
Gi = G2H2SiF6 + G7H2O + Ga3 = 1696.432 kg/h.
MATERIALE IEȘITE
Cantitate soluție 25% H2SiF6 obținută:
Ga = Ga3 + G2H2SiF6 = 188.955 kg/h;
Cantitate soluție 25% H2SiF6 produs finit:
Gp2 = G2H2SiF6 /0.25 = 88.92 kg/h;
Cantitate H2SiF6 ce se recirculă:
Ga5 = Ga4 – Gp2 = 100.035 kg/h;
Cantitatea de apă necesară absorbției:
G9H2O = Ga3 – Ga5 = 66.69 kg/h;
Cantitatea de vapori de apă:
G7H2O = 1507.77 kg/h;
GE = Ga4 + G7H2O = 1696.432 kg/h;
Gi = GE.
Bilanț de materiale al fazei de condensare II
MATERIALE INTRATE
Cantitate de vapori de apă:
G7H2O = 1507.77 kg/h;
Cantitate apă de răcire:
G7H2O = Y = 20110.167 kg/h; valare obținută din bilanțul termic pe acest utilaj.
Gi = 37030.525 kg/h.
MATERIALE IEȘITE
Cantitate de amestec apă – condens:
Gam2 = G7H2O + Y = 37030.525 kg/h;
Tabel 12: Bilanț global al concentrării II
Tabel 13: Bilanț global al etapei de concentrare
3.2. Bilanț termic
Bilanț termic al etapei de descompunere
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu apatita la 200C:
Q1 = (Ga x ca x t / 3600) . 4.1839;
Ga = 15055.647 kg/h (tabel 2);
ca = 0.2 kcal/kg x grd [19];
Q1 = 69.98 Kw;
t = 200C;
Căldura cu soluția de H2SO4 96%, la 200C:
Q2 = G0H2SO4 x c x t/3600;
G0H2SO4 = 14362,8 kg/h (tabel 1);
c = 0.384 kcal/kg x grd ;
t = 200C;
Căldura intrată cu soluția de H3PO4 32% P2O5 recirculată la 72.50C:
X = 24908.25 kg/h;
c = 2.933 kj/kg x grd;
Q3 = X x c x t/3600;
Q3 = 1471.36Kw;
Căldura intrată cu cidul diluat de spălare 20% P2O5 la 650C , după treapta a doua de filtrare:
Q3 = p x c x t/3600;
P,, = Gs = 45069.53 + y, kg/h (tabel 4);
c = 3.65 kj/kg x grd[6];
Q4 = (45069.53 + y) / 3600 x 3.65 x 65;
Q4 = 0.0659y + 2970.54 Kw;
Căldura intrată cu pulpa de reacție la 700C:
Gp = z – y1 kg/h;
c = 2.481 kj/kg x grd [6];
Q5 = Gp x c x t/3600;
Q5 = 0.048 (z – y) Kw;
Efectul termic al procesului de obținere al H3PO4 din călduri de formare a compușilor[21], se poate calcula:
Ca5(PO4)3F + 5 H2SO4 + 10H2O = 5CaSO4 .2H2O + 3 H3PO4 +HF +Q
ΔHCa5(PO4)3F = 6825 kj/mol;
ΔHH2SO4 = 794.1 kj/mol;
ΔHH2O = 286.2 kj/mol;
ΔHCaSO4.2H2O = 1999.6 kj/mol;
ΔHH3PO4 = 1258.6 kj/mol;
ΔHHF = 267.8 kj/mol;
q, = efectul termic al procesului;
Q6 = Ga x η x q, /3600;
η = randamentul de descompunere; η = 0.98;
q, = Q x 1000 / MCa5(PO4)3F = 762.1 kg/h;
Q6 = 3132.45 kg/h;
Căldura degajată la diluarea H3PO4 de la 100% la 44.2% ( respectiv 32% P2O5) [6] este:
Q7 = G x ΔH /3600;
G = p, + p,, = 8272.3 kg/h (tabel 1);
ΔH = ΔH1 – ΔH2;
ΔH1 = căldura de formare a H3PO4 44.2%; ΔH1 = 1275.7 kj/mol;
ΔH2 = căldura de formare a H3PO4 100%; ΔH1 = 1258.6 kj/mol;
ΔH = 174.5 kj/kg = 17.1 kj/mol;
Q7 = 400.976 Kw.
Total călduri intrate:
Qi = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5 + Q6 + Q7;
Qi = 50251.368 + y + 0.048 ( z – y ).
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu SiF6 :
GsiF6 = 25.627 kg/h;
c = 1.072 kj/kg x grd [14];
t = 750C;
Q8 = GsiF6 x c x t /3600;
Q8 = 0.03815 Kw;
Q9 = G5HF x c x t /3600;
Călduri ieșite cu HF;
G5HF = 120.98 kg/h;
c = 0.915 kj/kg x grd [14];
Q9 = 2.306 Kw;
Căldura cu pulpa trimisă la filtare:
G0p = 99251.8 kj/kg;
c = 3.34 kj/kg x grd;
Q11 = G0p x c x t/3600 ;
Q11 = 6906.27 Kw.
PIERDERI
Q12 = 100 Kw;
Qi = QE + Qp; 0.952y – 0.0997z = -43342.768
Bilanț termic al evaporatorului răcitor
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu pulpa trimisă la răcire:
Q10 = 0.051z Kw ;
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu pulpa răcită la 700C:
Q5 = 0.048 ( z – y ) Kw;
Căldura cu apa evaporată. Pentru evaporarea apei se alimentează abur cu presiunea 1.3 atm[1] și se evacuează condens:
Q13 = y x h,, /3600;
y = cantitatea de apă evaporată, kg/s;
h,, = entalpia de evaporare;
h,, = 2623 kj/kg;
Q13 = 0.7286 Kw.
PIERDERI
Se admit pierderi de 0.7% din căldura ieșită cu apa evaporată:
Q14 = 0.007y Kw.
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE = Q5 + Q13 + Q14 = 0.687y + 0.048z;
Qi = QE + Qp; 2= 185.84y; (2)
Cu ajutorul relațiilor (1) și (2) se poate calcula cantitatea de apă evaporată și cantitatea de pulpă recirculată:
y = 2466.862 kg/h;
z = 458441.63 kg/h.
Bilanț termic al filtrării
TREAPTA I
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu pulpa le 750C:
Q11 = 6906.27 Kw.
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu filtratul, H3PO4 32% P2O5:
Q15 = L2 x c2 x t /3600;
L2 = 50048.93 kg/h (tabel 3);
c = 2.933 kj/kg x grd;
t = t1;
Q15 = 2543.23 Kw;
Căldura cu produsul finit:
Q16 = GpH3PO4 x c x t ;
GpH3PO4 = 25850.937 kg/h (tabel 3);
c = 2.933 kj/kg x grd;
t = t1;
Q16 = 21.06t1 Kw;
Q16 = 1313.72 Kw;
Căldura cu H3PO4 recirculat:
Q17 = X x c x t /3600;
X = 25048.93 kg/h;
c = 2.933 kj/kg x grd;
t = t1;
Q17 = 20.408t1 Kw;
Q17 = 1273.05 Kw;
Căldura cu faza solidă:
Q18 = S x c x t /3600;
S = 24812.95 kg/h;
c = 1.1 kj/kg x grd;
t = t1;
Q18 = 7.58 x t1 Kw;
Q18 = 472.84 Kw;
Căldura cu faza lichidă din pulpă:
Q19 = L1 x c x t /3600;
L1= 24331.146 kg/h;
c = 2.933 kj/kg x grd;
t = t1;
Q19 = 19.82 x t1 Kw;
Q19 = 1236.37 Kw;
Căldura cu apa evaporată:
Q20 = a1 x h,,;
a1 = 199.44 kg/h;
h,, = entalpia vaporilor;
h,, = 2310kj/kg [17];
Q20 = 37.71 Kw;
PIERDERI
Q21 = 30 Kw ([1]).
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE =Q15 + Q16 + Q17 + Q18 + Q19 + Q20 = 109.41 x t1 + 127.9;
Qi = QE + Qp;
t1 = 62.380C.
TREAPTA II
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu faza solidă a suspensiei:
Q18 = 472.8 Kw;
Căldura cu faza lichidă a suspensiei:
Q19 = 1236.3 Kw;
Căldura cu soluția recirculată de la zona a treia de filtrare:
Q22 = G,s x c x t / 3600;
G,s = 36192.755 kg/h;
c = 3.94 kj/kg x grd [6];
t = t1;
Q22 = 2446.3 Kw.
TOTAL CĂLDURI INTRATE:
Qi = Q18 + Q19 + Q22 = 1709.21 + 39.61 x t2;
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu ghipsul la 650C:
Q23 = S x c x t /3600;
S = 24812.95 kg/h;
c = 1.1 kj/kg x grd;
t = t1;
Q18 = 492.8 Kw;
Căldura cu faza lichidă din ghips, la 650C:
Q24 = L3 x c x t /3600;
L3= 20715.4 kg/h;
c = 3.34 kj/kg x grd;
Q24 = 1249.25 Kw;
Căldura cu soluția recirculată:
Q25 = Gs x c x t / 3600;
Gs = 38774.395 kg/h;
c = 3.34 kj/kg x grd ;
Q25 = 2338.31 Kw;
Căldura cu apa evaporată:
Q26 = a2 x h,,;
a2 = 70.5 kg/h;
h,, = entalpia vaporilor;
h,, = 2310 kj/kg ;
Q26 = 45.273 Kw;
PIERDERI
Se admit pierderi:
Q27 = 30 Kw.
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE =Q23 + Q24 + Q25 + Q26 = 4125.59 Kw;
Qi = QE + Qp;
t1 = 61.760C, temperatura cu care soluția de spălare se recirculă la descompunere.
TREAPTA III
CĂLDURI INTRATE
Q23 = 492.8 kj/s;
Q23 = 1249.25 Kw;
Căldura cu soluția recirculată la treapta a doua:
Q30 = Gs2 x c x t / 3600;
Gs2 = 34608.972 kg/h;
c = 4.06 kj/kg x grd [6];
t = t3;
Q30 = 39.03 x t3 Kw;
TOTAL CĂLDURI INTRATE:
Qi = Q23 + Q24 + Q30 = 1742.05 + 39.03 x t3;
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu faza solidă din ghips:
Q31 = S x c x t /3600;
S = 24812.95 kg/h;
c = 1.1 kj/kg x grd;
t = 61.760C;
Q31 = 468.25 Kw;
Căldura cu faza lichidă din ghips:
Q32 = L4 x c x t /3600;
L4= 19103.775 kg/h;
c = 3.65 kj/kg x grd;
t = 61.760C;
Q32= 1196.24 Kw;
Căldura cu soluția recirculată la treapta II:
Q32 = Q22 = 2446.3 Kw;
Căldura cu apa evaporată:
Q33 = a3 x h,,;
a3 = 24.015 kg/h;
h,, = 2297 kj/kg x grd;
Q33 = 15.32 Kw;
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE =Q31 + Q32 + Q33 + Q34 = 4126.124 Kw;
PIERDERI
Q35 = 30 Kw. t3 = 61.850C, temperatura finală de ieșire a fazei solide și lichide pe filtru.
Qi = QE + Qp.
TREAPTA IV
CĂLDURI INTRATE
Q36 = W x c x t4 /3600;
W = 40631.53 kg/h;
c = 4013 kj/kg x grd;
t = t4;
Q36 = 74.29t4;
TOTAL CĂLDURI INTRATE:
Qi = Q31 + Q32 + Q36 = 1664.49 + 74.29 t4;
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu faza solidă din ghips:
Q37 = S x c x t /3600;
S = 24812.95 kg/h;
c = 1.1 kj/kg x grd;
t = 61.850C;
Q37 = 468.93 Kw;
Căldura cu faza lichidă din ghips:
Q38 = L5 x c x t /3600;
L5= 16541.966 kg/h;
c = 3.94 kj/kg x grd;
t = 61.850C;
Q38= 1119.75 Kw;
Căldura cu soluția recirculată la treapta III:
Q39 = Q34 = 2446.3 Kw;
Căldura cu apa evaporată:
Q40 = a4 x h,,//3600;
a4 = 79.66 kg/h;
h,, = 2622 kj/kg x grd;
Q40 = 58.02 Kw;
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE =Q38 + Q37 + Q39 + Q40 = 4093.01 Kw;
PIERDERI
Q41 = 30 Kw. tp = 51.980C, temperatura apei de spălare care respectă condițiile astfel încât este mai mică decât temperatura admisibilă de 600C.
Qi = QE + Qp.
Tabel 14: Bilanț termic globalal filtrării
Bilanț termic al concentrării
TREAPTA I
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu H3PO4 32% P2O5 la 400C:
Q41 = G8H3PO4 x c x t/3600 ;
G8H3PO4 = 25518.697 kg/h;
c = 2.933 kj/kg x grd;
t =410C;
Q41 = 831.626 Kw;
Căldura cu H3PO4 44% P2O5 recirculat:
Q42 = G,r x c x t/3600 ;
G,r = 127593 kg/h (tabel 3);
c = 2.514 kj/kg x grd;
t = 790C;
Q42 = 7039.119 Kw;
Căldura cu abur de încălzire la 1430C. Se utilizează vapori de apă supraîncălziți la 1,5 atm:
Q43 = Gab x h,, /3600;
Gab = 177.589 kg/h;
h, ,= 2738 kj/kg x grd [6];
Q43 = 2738 x Gab .
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi =Q41 + Q42 + Q43 = 7870.745 + 2738 x Gab;
Călduri absorbite la concentrarea soluției de H3PO4:
Q44 = G8H3PO4 x q;
q = căldură de diluare;
Tabel 15 :
q = 4.9 x 4.1839 = 20.499 kcal/kg P2O5 ;
Q44 = 145.307 Kw;
Căldura cu aburul secundar:
Q45 = G18H2O x h,, /3600;
G18H2O = 8576.09 kg/h;
h,, = 2641 kj/kg x grd;
Căldura gazelor la 790C:
Q46 = Gg x ĉ x t / 3600;
cHF = 0.915 kj/kg x grd;
cSiF6 = 1.07 kj/kg x grd;
Q46 = 2.0035 Kw;
Căldura cu H3PO4 44% P2O5 la 790C:
Q47 = G,,H3PO4 x c x t / 3600;
G,,H3PO4 = 144447.14 kg/h;
c = 2.514 kj/kg x grd;
Q47 = 7968.709 Kw;
Căldura cu condensul:
Q48 = Gab x h,,,;
h,,, = 602 kj/kg x grd;
Q48 = 602 x Gab.
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE = Q44 + Q45 + Q46 + Q47 + Q48 = 7968.907 + 602 x Gab.
Se admit pirderi de 19 % din căldurile intrate cu aburul:
Q49 = 0.01 x Q43 = 27.38 x Gab;
Qi = QE + Qp;
QE = 7968.907 + 602 x Gab;
Gab = 167.589 kg/h.
ABSORBȚIE I
CĂLDURI INTRATE
Călduri cu aburul secundar:
Q45 = 6291.514 Kw;
Căldura cu gazele ( HF + SiF4):
Q46 = 2.0035 Kw;
Căldura cu soluția de absobție:
Q50 = Ga x c x t / 3600;
Ga = 667.0125 kg/h;
c = 3.06 kj/kg x grd;
t = 560C;
Q50 = 31.749 Kw.
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi = Q45 + Q46 + Q50 = 6325.267 Kw.
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu soluția de H2SiF6 25%:
Q51 = G,a x c x t /3600;
G,a = 755.9475 kg/h;
c = 2.2 kj/kg x grd;
t = 560C;
Q51 = 25.87 Kw;
Căldura cu vaporii de apă la 560C:
Q52 = G18H2O x h,,;
G18H2O = 8576.09 kg/h;
h,, = 2602 kj/kg x grd;
Q52 = 6198.607 Kw.
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE = Q51 + Q52 = 6224.47 Kw;
Qi = QE + Qp;
Qp = 100.797 Kw;
Qp = Q53 .
CONDENSARE I
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu vaporii de apă:
Q52 = 6198.607Kw;
Căldura cu apa de răcire:
Q54 = λ x c t /3600;
c = 4.15 kj/kg x grd;
t = 150C;
Q54 = 62.25 Kw.
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi = Q52 + Q54 = 6198.607 + 62.25 x λ.
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu amestecul apă – condens:
Q55 = G,am x c x t/3600;
G,am = 8576.09 + λ, kg/h;
c = 4.15 kj/kg x grd;
t = 520C;
Q54 = 519.044 + 217.88 x λ,Kw;
Valoarea abstractă a temperaturii, 520C, s+a ales în cazul condensatoarelor in contracurent, diferența de temperatuă este Δt= 30C.
QE = 519.044 + 217.88 x λ;
Se admit pierderi de 1% din căldura intrată cu vaporii de apă:
Qp = Q56 = 0.01 x Q52 = 61.98 Kw;
Qi = QE + Qp;
λ = 129942 kg/h, ( din tabel 10 ).
TREAPTA II
EVAPORARE II
Căldura cu H3PO4 44% P2O5:
Q57 = G10H3PO4 x c x t/3600 ;
G10H3PO4 = 16853.668 kg/h;
c = 2.514 kj/kg x grd;
t =790C;
Q57 = 929.788 Kw;
Căldura cu abur de încălzire :
Q58 = G2ab x h,, /3600;
h, ,= 2738 kj/kg x grd [6];
Q58= 2738 x G2ab;
Căldura cu H3PO4 54% P2O5 recirculat:
Q59 = G2r x c x t/3600;
G2r = 67414.672 kg/h;
c = 2.263 kj/kg x grd;
t = 850C;
Q59 = 3602.097 Kw;
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi =Q57 + Q58+ Q59= 4531.885 + 2738 x G2ab.
CĂLDURI IESITE
Căldura absorbită la concentrare:
Q60 = G10H3PO4 x q/3600;
q =13.794 kj/kg;
G10H3PO4 = 16853.668 kg/h;
Q60 = 64.577 Kw;
Căldura cu aburul secundar:
Q61 = G7H2O – h,, /3600;
G7H2O = 1507.477 kg/h;
h,, = 2650 kj/kg x grd;
Q61 = 1109.67 Kw;
Căldura cu H3PO4 54% P2O5 la 850C:
Q62 = G6H3PO4 x c x t / 3600;
G6H3PO4 = 82733.746 kg/h;
c = 2.263kj/kg x grd;
t =850C;
Q62 = 4420.62 Kw;
Căldura cu condensul:
Q63 = G2ab x h,,/3600;
h,, = 602 kj/kg x grd;
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE = Q60+ Q61+ Q62+ Q63 = 5594.867 + 602 x G2ab.
Se admit pirderi de 1 % din căldura intrată cu aburul:
Qp = Q64 = 27.38 x G2ab;
Qi = QE + Qp;
G2ab = 1814.8 kg/h.
ABSORBȚIE II
CĂLDURI INTRATE
Q61 = 1109.67 Kw;
Căldura cu soluția de absobție:
Q64 = G3a x c x t / 3600;
G3a = 166.725 kg/h;
c = 3.8 kj/kg x grd;
t = 450C;
Q64 = 7.919 Kw;
Temperatura absorbantului este temperatura vaporilor saturați la p = 0.088 x 105N/m2.
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi = Q61+ Q64 = 1117.589 Kw.
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu soluția de H2SiF6 25%:C
Q65 = G4a x c x t /3600;
G4a = 188.955 kg/h;
c = 3.55 kj/kg x grd;
t = 560C;
Q65 = 8.38 Kw;
Căldura cu vaporii de apă la 450 C:
Q66 = G7H2O x h,,;
G7H2O = 1507.477 kg/h;
h,, = 2581 kj/kg x grd;
Q66 = 1080.77 Kw.
TOTAL CĂLDURI IEȘITE
QE = Q65 + Q66= 1089.15 Kw;
Qi = QE + Qp;
Qp = Qi – QE = 28.44 Kw.
CONDENSARE II
CĂLDURI INTRATE
Căldura cu vaporii de apă:
Q66 = 1080.77Kw;
Căldura cu apa de răcire la 150C:
Q67 = y x c x t /3600;
y = necunoscută, kg/h;
c = 4.15 kj/kg x grd;
t = 150C;
Q67= 62.25 Kw.
TOTAL CĂLDURI INTRATE
Qi = Q66+ Q67= 1143.02 Kw.
CĂLDURI IEȘITE
Căldura cu amestecul apă – condens:
Q68= G2am x c x t/3600;
G2am = 1507.477 + y, kg/h;
c = 4.15 kj/kg x grd;
t = 450C;
Q68 = 79.95 + 188.55 x y,Kw;
Se admit pierderi de 1% din căldura intrată cu vaporii de apă:
Qp = Q69 = 10.80 Kw;
Qi = QE + Qp;
1143.02 = 89.79 + 188.55 x y;
y = 20110.167 kg/h.
3.3. Dimensionarea tehnologică a fierbătorului sub vid
Proiectul în execuție pentru utilajul – fierbător sub vid, a fost întocmit conform temei de proiectare elaborată de Institutul de Cercetare și Proiectare Utilaj Chimic și Rafinării – București.
Descriere, Rol, Funcționare
Utilajul este un vas cilindric vertical, cu capac sferic, racordat în formă de mâner de cocs și un fund conic usținut pe patru suporți laterali. Vasul este căptușit în interior cu un strat de ebonită gros de 6 mm. Intrarea suspensiei în vas se face tangențial, iar în zona intrării, cauciucul este îngroșat pentru a rezista la puternicele eroziuni ce se produce.
Rolul utilajului este de concentrare a soluției de acid fosforic de la 30-32% P2O5 la 52-54 % P2O5. Pentru obținerea acestei concentrații, relativ mari, se folosește circulația forțată cu pompa de circulație. Se folosesc pompe centrifuge cu debit mare sau pompe cu elice, realizând viteze de 1-3m/s [26] în țevile încălzitorului.
Suspensia împinsă de pompă, trece prin încălzitor, care este schimbător de căldură, începe să fiarbă în porțiunea orizontală a conductei de intrare și continuă în fierbătorul sub presiune. Lichidul separat de vaporii de apă și acidul fluorsilicic este recirculat pe baza fierbătorului. Utilajul este izolat termic cu vată minerală în grosime de 50 mm.
Acest vaporizor este destinat concentrării soluției până la cristalizare. Camera de vaporizare lucrează sub vid de 710 mmHg luând drept punct de plecare valoarea limită a încărcării spațiului de vapori, adică de obținere a vaporilor uscați.
Dimensiunile camerei de vaporiyare sunt de regulă foarte mari. De aceea vaporii care ies vor conține o anumită cantitate de lichid care este mult mai avantajos să fie oprită de aparatele special construite.
Avantajul separării camerei de încălzire este accesul ușor la camera de încălzire, în scopul curățirii acesteia. Activitatea circulației în evaporator aduce avantaje importante: ridicarea producției specifice a aparatului, debite de vaporizare acceptabile chiar la diferențe mici de temperatură ale aburului țși soluției, dând posibilitatea folosirii aburului primar de presiune joasă, concentrării înaintate, chiar când soluțiile concentrate devin vâscoase, reducerea sau chiar înlăturarea formării de cruste.
Schematic, acest utilaj este prezentat in figura 12.
Date de funcționare
Depresiune de 100 mmHg, (presiunea absolută);
Temperatura de intrare în încălzitor, 700C;
Temperatura de ieșire din încălzitor, 750C;
Temperatura maximă a soluției supraîncălzite, 850C;
Concentrația soluției diluate, 44% P2O5;
Concentrația soluției concentrate, 54% P2O5;
Presiunea de evaporare, funcție de concentrația soluției, 60 – 400mmHg;
Presiunea efectivă a aburului, 1.5 kg/cm2;
Temperatura aburului primar, 1430C;
Căldura specifică a soluției diluate, 2.514 kj/kg x grd;
Căldura specifică a soluției concentrate, 2.263 kj /kg x grd;
Entalpia condensului, 602 kj/kg c grd;
Entalpia aburului primar, 2738 kj/kg;
Debit masic al soluției diluate, 16853.668 kg/h;
Debit masic al soluției recirculate, 1814.8 kg/h;
Debit masic de soluție concentrată, 82733.746 kg/h;
Debit masic de vapori rezultați, 1529.697 kg/h.
Notații:
S = debit soluție diluată, kg/h;
P = debit soluție concentrată, kg/h;
Gr = debit soluție recirculată, kg/h;
V = debit abur primar, kg/h;
W = debit vapori rezultați, kg/h;
CSO , CSp = călduri specifice a soluției diluate, respectiv concentrate;
h0,, , h0, = entalpia aburului, respectiv condensului;
ti, te = temperaturi de intrare, respectiv ieșire;
c0,cr ,cs = concentrații soluții diluate, recircutate și după amestecarea lor.
3.3.1. Predimensionarea schimbătorului de căldură
Transferul de căldură între cele două fluide, soluție – sbur, are loc prin convecție, printr-un perete, ecuația fluxului de căldură fiihd:
Q = K x A x Δtm;
unde: K = coeficient de transfer termic, W/m2 x grd;
A = arie de transfer termic, m2;
Δtm= diferența de temperatură medie, 0C.
, pentru fluide în contracurent;
, 0C;
, 0C;
;
unde: α1 = coeficientul parțial de transfer termic al aburului, W/m2 x grd;
α2 = coeficientul parțial de transfer termic al soluției, W/m2 x grd;
δp = grosimea peretelui prin care se face transferul;
λp = conductivitatea termică a peretelui, W/m2 x grd.
În încălzitor are loc încălzirea soluției diluate de caid fosforic până la supraîncălzire, fără însă a avea loc evaporarea.
K = 300 W/m2 x grd , conform tabel VIII.2, [20];
Q = 1076.78 x 103 W , conform bilanțului termic;
Din STAS, tabelul VIII.5, [20] se alege următorul schimbătorul de căldură cu o trecere și fără șicane:
ASTAS = 51.1m2;
L = 3000 mm , lungimea țevii;
Dn = 500 mm, grosimea mantalei;
S = 5 mm, grosimea mantalei;
δ = 2 mm, grosimea peretelui țevii;
d = 20 mm, diametrul țevii;
n = 301, numărul de țevi;
dech = 26 mm, diametrul echivalent al mantalei.
1. Calculul coeficientului parțial de transfer termic α1
Pentru calculul acesteia, valorile constantelor chimice și fizice ale condensatului se aleg la temperatura de condensare (1200C , conform bilanțului termic), deoarece diferența de temperatură între cea de condensare și a peretelui nu depășește 20-300C, conform datelor industriale. Conform anexei XIX, 513 [20], valorile sunt:
Căldura specifică:c=0.452kcal/kgxgrd =0.452 x 4.186 =1.89 kg/kg x grd;
Vâscozitatea condensului:η = 0.2 x 10-3 kg/s x m;
Conductibilitatea termică:λ = 0.0206 kcal/m x h x grd =0.0239W/m x h x grd;
Densitatea: ρ = 943.5 kg/m3;
Căldura latentă de condensare: r = 2123 kj/kg;
Criteriul Prandtl: Pr = 1.23.
Fluidul condensat are o curgere în film pe pereții exteriori ai țevilor, viteza de curgere fiind:
Regimul de curgere este laminar, astfel;
Re ≤ 2300;
Pentru fluidele care curg în spațiul extratubular se recomandă cu bune rezultate relația Nusselt pentru condensarea pe exteriorul țevilor verticale:
;
unde: g = accelerația gravitațională, g = 9.8 m/s2;
tp = temperatura peretelui;
α1 = 3744.93 W/m x grd.
2. Calculul coeficientului parțial de transfer termic, α2
Relația de calcul a coeficientului parțial de transfer termic pentru soluții de acid fosforic, este [24]:
α2 = 8.4 x 105 x c-1.79 x Δt0.765;
unde: c = concentrația soluției, %;
Δt = tp – tsol;
Pentru calculul valorii tp se scrie ecuația de egalitate a fluxurilor de căldură:
;
α1 = 3761.354 W/m x grd;
tab = 1430C;
tp1 = 1020C;
tp2 = 116.2790C;
Δt = 43.7790C;
λp = 46.5 W/m2 x grd;
δp = 2 x 10-3 m;
α2 = 17300.8 W/m x grd.
3. Calculul coeficientului total de transfer termic, K
;
K = 272.628 W/m2 x grd;
Deci, schimbătorul de căldură va fi tot cu o trecere, astfel;
ASTAS = 57.5 m2;
L = 4000 mm;
Dn = 500 mm;
S = 5 mm;
δ = 2 mm;
d = 25 mm;
n = 199.
4. Calculul temperaturii de fierbere a soluției de acid 54%
Temperatura de fierbere a unui lichid este temperatura la care presiunea de vapori devine egală cu presiunea sub care se face fierbere. În cazul cunoașterii temperaturii normale de fierbere, temperatura de fierbere se poate calcula cu ecuația aproximativă a lui Tiscenko, [20]:
unde: ΔTc = creșterea de temperatură datorată concentrării la presiunea p;
(Δtc)n = creșterea de temperatură datorată concentrării la presiunea
atmosferică;
T = temperatura de fierbere a dizolvantului pur la presiunea de
fierbere;
Гn, Г = călduri de vaporizare a dizolvantului la presiunea atmosferică
și respectiv la cea de fierbere, J/kg;
(Δtc)n = tnf – tfa;
tnf = temperatura normală de fierbere a soluției, grade;
tfa = temperatura de fierbere a apei la presiunea atmosferică, grade;
Se cunosc: tnf = 116.710C, (pentru soluții 44% P2O5 )[6];
tfa = 1000C;
(Δtc)n = 16.710C;
Tn = 273.15 + 100 = 375.150K;
T = 362.830C, [20];
Г = 539.4 Kcal/kg, [20];
Гn = 538.9 Kcal/kg;
Δtc = 15.7760C;
tf = t + Δtc = 89.68 + 15.776 = 95.4560C.
5. Calculul condițiilor reale de funcționare
Avem temperatura de intrare a soluției diluate din bilanțul termic, t0 = 790C. Realizând un bilanț pe nodul de amestecare al soluției diluate cu refluxul, se calculează temperatura de intrare în schimbător.
GГ x cГ x tГ + S x c0 x t0 = (GГ + S ) x cS x ti;
cГ = 2.263 Kj/kg x grd, [6];
cS = 2.53 Kj/kg x grd, [6];
c0 = 2.514 Kj/kg x grd, [6];
S = 16853 kg/h, (B.M);
GГ = 67414.672 kg/h, (B.M);
tp = 73.90C; (B.M);
ti = 68.580C;
(GГ + S ) x cS x te = Wx h,, + P, x cГ x tf x θp;
Plecând de la 800C, se obține valoarea temperaturii de intrare în camera de vapori: te = 102.850C.
6. Dimensionarea schimbătorului de căldură cu noile condiții
Se propune K = 280W/m2 x grd;
Δtm = (Δt,, – Δt, ) /ln Δt,, / Δt,;
Δtm = (143-68.53)-(143 – 102.85) /ln[(143 – 68.58 )/(143 – 102.85)];
Δtm = 55.540C;
t = Q / (K x Δtm) = 69.24 m2;
ASTAS = 68.1 m2;
L = 4000 mm;
d = 20mm;
δ = 2 mm;
n = 301;
dechi = 26 mm;
Dn = 500 mm.
Verificarea schimbătorului de căldură se face prin compararea ariei alese cu cea calculată:
Acalc = Q/K x Δtm ;
Calculul coeficientului parțial de transfer termic, α1, se face cu formula de calcul pe o suprafață verticală de înălțime egală cu lungimea țevilor, pentru curegrea laminară a peliculei de condensat:
α 1= 1.21λ(ρ2 x Г x g/ η x H )1/3 x q-1/3, [20];
q = densitatea fluxului termic;
q = K/ Δtm;
α 1= 9033.852 x q-1/3.
Calculul coeficientului parțial de transfer termic pentru soluțiile ce se concentrează:
α 2 = 2 x 103 x c-1 x q0.44 , [24];
α 2 = 45.45 x q0.44 W/ m x grd;
;
q = K x Δtmed;
Se obține o relație cu K și q necunoscute, care se rezolvă prin încercări:
66.83 = 0.00011q1.33 + 0.000043q + 0.022q0.66;
Se propun valori pentru q și se verifică egalitatea:
q = 15700 W/m2;
K = 282.68 W/m2 x grd;
Acalc = Q/q = 68.58 m2;
Se obține o valoare mai apropiată de cea aleasă din STAS, decât următoarea care ar fi 61.3 m2. astfel schimbătorul ales este verificat. Capacitatea camerei de vapori se poate calcula cu relația:
V = Gv /ρv x An, [m3], [13];
unde: Gv = consumul de aburi, kg/k;
ρv = densitatea vaporilor, kg/h;
Av = încărcarea spațiului de vapori care pentru o presiune de 0.98 barr, nu poate depăși 1600 – 1700 m3/m3 x h, [24], pentru obținerea de vapori uscați.
=
unde: = masa moleculară a amestecului gazos, kg/kmol;
yi = fracții molare ale componenților gazoși;
Mi = masa moleculară a componeților gazoși;
Vm = volumul amestecului gazo în condițiile de temperatură, Ti și
presiune, p, din camera de vapori.
Amestecul gazos este format din 24.7 kg/h HF, (0.0155 kmoli/h); 64.25kg/h SiF4 ( 0.04 kmoli/h); 1057.77 kg/h H2O, (0.94 kmoli/h).
yHF = 0.0144;
ySiF4 = 0.0072;
yH2O = 0.978;
= 18.64 kg/kmol;
p0 = 760 mmHg;
T0 = 293 K;
Vm = 22.4 (m3/mol) x 10-3;
ρv = / = 503.78 x 10-3 kg/m3;
An = 1500 m3/m3 x h;
Gv = 1814.8 kg/h;
p = 600 mmHg;
Ti = 375.85 K;
= 0.037 m3/lmol;
V = Gv/ ρv x An = 9.62 m3.
Suprafața secțiunii camerei de vapori, plecând de la valoarea admisibilă a încărcării pe suprafața de lichid, este:
; S = 2.4 m2; D = 1.75 m;
Înălțimea camerei de vapori se calculează cu relația:
;
Înălțimea minimă a camerei de aburi este 0.9 m, [13]. Ecranele se fixează la distanța de (0.35 ÷ 0.5 )s de partea superiară a evaporatorului.
3.3.2. Dimensionarea mecanică a fierbătorului
1. Dimensionarea mantalei
unde: D = diametrul interior al mantalei, cm;
L = lungimea părții cilindrice, cm.
Grosimea mantalei este:
unde: pcalc = presiunea de calcul, kgJ/cm2;
E+c = modulul de elasticitate pentru OL38 la 850C;
Din STAS se alege S = 16 mm = 1.6 cm.
2. Dimensionarea fundului conic neracordat
unde: D = diametrul bazei mari a conului, cm;
L = lungimea echivalentă, cm.
Pentru un unchi la vârf al conului 450<2α<1200, se consideră L = D : S = 1.19 cm și se adoptă S = 16 mm.
3. Dimensionarea fundului sferic racordat
unde: grosimea fundului, cm;
R = raza internă a fundului egală cu D, cm;
c = adaos de coroziune, cm;
c = 0, deoarece vasul este protejat prin ebonitare.
1.22 cm și se adoptă 16 mm.
4. Verificarea cordoanelor de sudură ale suporților laterali
Efectul combinat, forfecare și întindere în cordoanele de sudură ale suporților laterali, se determină cu relația:
Kgf/cm3;
unde: V = reacțiune pe un suport, kgf;
b = înălțimea cordonului de sudură, cm; b = 16 cm;
h = înălțimea suportului, cm; h = 81 cm;
a = distanța de la punctul de aplicare al reacțiunii, cm; a = 33.8 cm.
Verificarea se face prin:
;
σa = rezistența admisibilă a materialului de bază, kgf/cm2;
σa = 0.55 x 2400 = 1320 kgf/cm2;
V = G/n = 240000/4 = 62500 kg;
G = greutatea totală a vasului de funcționare,kgf;
N = numărul suporților laterali.
σcomb = 56 kgf/cm2; σcomb = 0.65σa ; Se verifică.
5. Verificarea compensării orificiului la racordul Dn = 700 mm
Date de calcul:
Presiune externă maximă de lucru, pmax = 1kgf/cm2;
Temperatura de calcul, tc = 1000C;
Diametrul interior al mantalei, Di = 1750 mm;
Diametrul țevii ștuțului, φ = 722 x 10;
Materialul de execuție al mantalei, OL 38AB;
Materialul de execuție al ștuțului, OL 38AB;
Poziția ștuțului față de îmbinare, longitudinală.
6. Date calculate sau alese conform bibliografiei anterioare
Efortul unitar admisibil la temperatura de calcul pentru:
Manta: σat = σa100 = 900 kf/cm2;
Ștuț: σat = σa100 = 900 kf/cm2;
Presiunea de calcul, pc = 1 kgf/cm2;
Coeficientul de calitate al îmbinării: , φ = 0.85;
Grosimea de rezistență a mantalei: S0 = 13 mm;
Grosimea minimă de execuție a mantalei: S = 16mm;
Grosimea de rezistență a peretelui ștuțului: = 2.3 mm;
Grosimea minimă de execuție a ștuțului: = 10 mm;
Suprafața secțiunii transversale necesară poate fi compensată:
A = 0.5 x d x S0 = 0.5 x 702 x 13 = 4563 mm2;
Suprafața datorată grosimii în exces din peretele mantalei:
A1 = [ρ(S – c ) – ρ0]d = 1830 mm2; c = 0;
Suprafața datorată grosimii în exces din peretele țevii:
A2 = [ρ(S, – c ) – ]( S – c ) = 616 mm2; c = 0;
Suprafața secțiunii transversale a sudorilor disponibile pentru compensare:
Suprafața secțiunii transversale a inelului de compensare:
A5 = [Din – d – 2(S, – c )]Sin= 5280 mm2;
Suprafața efectivă:
Aef = A1 + A2 + A4 + A5 = 7840 mm2 ;
Verificarea alegerii inelului de compensare:
A <Aef ; 4563<7890;
Deci, dimensiunile evaporatorului sub vid sunt:
Diametrul interior al mantalei: Di = 1750mm;
Grosimea peretelui: δp = 16 mm;
Înălțimea totală a camerei de vapori: HT = 578 mm;
Grosimea stratului de ebonită: Seb = 6 mm;
Grosimea izolației termice: Siz = 50 mm.
3.4. Dimensionarea tehnologică a filtrului celular rotativ
Filtrul celular rotativ cu masă orizontală, are drep scop separarea fazei solide formată din cristalele de ghips, de cea lichidă formată din acid fosforic.
Filtrul este format dintr-o masă orizontală circulară, din oțel inox, formată din cinci elemente separate, iar fiecare element este format din sase sectoare.
Pulpa de fosfoghips din reactor este trimisă în distribuitorul de pulpă. O parte din pulpă se reîntoarece în reactor prin preaplinul distribuitorului, în timp ce restul este scurs cu debit constant spre filtru.
Viteza de rotație a masei filtrante se realizează cu motor și reducător de putere.
Ca accesorii, filtrul are montate: distribuitor de pulpă, baraje pentru limitarea zonei de alimentare, trei distribuitoare pentru lichidul de spălare (acidul diluat, acidul foaret diluat și apa caldă), pompe de vid, separatoare pentru soluții de filtarare, condensatoare barometrice, separatoare de picături și hotă pentru captarea ceței din zona de alimentare a filtrului.
Ciclul operațiilor:
Primul distribuitor alimentează pulpa în prima zonă a filtrului. Acest sector comunică cu orificiul distribuitorului sub vid ce colectează acidul tulbure care este recirculat în cuva de reacție.
Sectorul se rotește în a doua zonă unde este colectat acidul limpede concentrat ( 32% P2O5) de unde este depozitat. O parte din el se recirculă în cuva de reacție prin intermediul amestecătorului de acizi.
În zona a treia are loc stropirea cu acid diluat, apoi cu acid foarte diluat. Filtrele obținute în compartimentele ultime ale distribuitorului de vid, constituie acidul mediu și diluat.
Sectorul trece apoi pe sub distribuitorul de apă caldă cu care se termină spălarea. Filtratul obținut este acidul foarte diluat. Acidul mediu trece în garda barometrică unde se amesetecă cu acidul tulbure și este trimis în reactor.
Acidul diluat și foarte diluat este utilizat ca lichid de spălare a turtei de pe filtru.
S-a incheiat ciclul de filtrare și turta este total lipsită de P2O5 solubil.
Urmează îndepărtatrea ghipsului, spălarea și uscarea pânzei filtrate.
Turta de fosfoghips, cu apa de spălare se colectează și se trimite la haldă.
Pompele de vid sunt cu inel lichid, având un debit de 1900m3/h la 600 mmHg. Aerul pentru uscarea pânzelor este furnizat de un ventilator. Ultima spălare se face cu apă de 50-600C. Acidul de răcire trebuie să conțină 19% P2O5.
Se face o spălare periodică a filtrului în scopul îndepărtării fluorosilicaților care pot cristaliza pe conducte.
Se proiecteză un filtru celuar stiind:
Capacitatea de producție: P = 1000 kg/h precipitat uscat;
Concentrația suspensiei: Cs = 85 kg solid/1 m3 soluție, [1];
Diferența de presiune: Dp = 4 x 104 Pa, [1];
Rezistența specifică a precipitatului: Γ = 5.2 x 109 m/kg, [1];
Porozitatea precipitatului: ε = 0.52, [1];
Densitatea particulelor solide: ρp = 1600 kg/m3 , [6];
Vâscozitatea filtratului: ηf = 1.4 x 103 N x s/m2, [6];
Tensiunea superficială a filtratului: σf = 0.065 N/m;
Concentrația solidului în filtrat: c0 = 62.6 kg/m3, [1];
Concentrația solidului în lichidul din precipitatul după spălare:
cf = 0.0571 Kg/m3;
Coeficientul de difuzie moleculară a solidului:
s = 0.79 x 10-9 m2/s, [6];
Umididatea finală a precipitatului: u = 0.3 kg lichid/kg x s;
Lichidul de spălare finală este apă de 200C.
Componentele tipice ale componentelor duratei unei ciclu de funcționare sunt :
Submergența reală maximă 35% și efectivă maximă 30%;
Partea aflată sub vid: 75%;
Partea maximă disponibilă pentru desecare: 50%;
Partea necesară desecării precipitatului: 25%. [1].
Se alege grosimea precipitatului, pentru acest filtru grosimea recomandată,[1] fiind de 3 – 5 mm. Productivitatea acestui filtru crește cu creșterea grosimii precipitatului, dar la grosimi prea mici pot apare probleme legate de evacuarea precipitatului. Din aceste motive se adoptă pentru grosime valoarea δ = 5 mm.
Debitul specific de precipitat uscat pentru o rotație completă a tamburului este:
kg precipitat uscat/m2;
Durata de filtrare necesară formării unui strat de precipitat de grosime indicată este:
.
Considerând că filtrul lucrează la submergență efectivă maximă, se obține durata unei rotații complete:
Debitul de precipitat uscat va fi:
Se calculează durata necesară desecării finale:
Diametrul mediu al particulelor solide se obține cu ecuația Koseny:
Presiunea de prag:
Deoarece pb<Dp înseamnă că se poate realiza desecare prin suflare cu aer.
c) Permeabilitatea precipitatului:
d) Calculul numărului de capilarități:
Saturația reziduală a precipitatului:
Saturația finală a precipitatului:
Saturația efectivă finală a precipitatului:
i) Coeficientul τ0 :
Exponentul y:
y = 1.39 x dp-0.0783 = 3.465;
k) Durata desecării finale se calculeză cu relația:
Deoarece integrala nu are soluție analitică se folosște metoda numerică de integrare. Se propune metoda Simpson cu 6 integrale:
h = ( a – b) /6 = (1 – Sef)/6 = 0.1447;
Relația de calcul a integralei:
i = h/3[f0 + 4(f1 + f3 + f5 ) + 2 (f2 + f4) + f6];
Tabel 16: Valorile variabilei Se și ale funcției în cele 7 puncte.
i = 30.845;
Durata desecării finale este: τdf = τ0 x i = 40.0985 s;
Calculul duratei necesare spălării:
Viteza efectivă a lichidului de spălare în stratul de precipitat:
Viteza reală a lichidului:
Grosimea echivalentă a stratului de precipitat:
Durata necesară pentru etapa dislocării hidraulice:
Lungimea canalului lateral:
Aria porilor laterali pe unitatea de lungime a porului principal pentru un precipitat cu aria 1m2:
Debitul de lichid de spălare pentru un precipitat cu aria 1m3:
Durata spălării:
β1 = 8.7; β2 = 5.513; β3 = 8.7; β4 = 10.9; β5 = 14.3.
Se obține o ecuație care se rezolvă prin încercări.
Tabel 17:
Durata desecării inițiale este:
Duratele celor patru faze considerate sunt:
Durata filtrării: τf = 15.78 s;
Durata desecării inițiale: τdi = 3.945 s;
Durata spălării: τsp = 70 s;
Durata desecării finale: τdf = 40.0985 s;
Durata unui ciclu calculat pentru pe baza duratelor de filtrare:
xf = 0.3;
xsp + xdf = 0,375.
Valoarea 0.375 reprezintă valoarea maximă a fracției ariei filtrului disponibilă pentru cele doua faze.
Deoarece τc1 <τc2 , rezultă că durata ciclului trebuie aleasă ținându-se cont de durata spălării și desecării finale. În această situație se calculează submergența efectului necesar pentru o durată a ciclului de 293.596 s.
xf = τf/ τc2 = 0.0537
Se verifică ponderea spălării din durata totală:
xsp = τsp/ τc2 = 0.238
Deoarece xsp < 0.29, înseamnă că se poate realiza spălarea impusă în condițiile unei durate a ciclului τc2.
Durata desecării inițiale în aceste condiții este:
τdi = 0.075 x τc2 = 22.0197 s.
Duratele fazelor componente și procentul acestora sunt:
Tabel 18:
Productivitatea filtrului pentru noua durată a ciclului:
Gp = Gp,1/ τc2 = 42.37 kg precipitat uscat/m2 x h, (se adaugă în această valoare și coeficientul de siguranță de 0.9).
Aria filtrului se calculează cu relația:
A = P / Gp = 100/92.37 = 23.6 m2; D = 5.48 m.
CAPITOLUL 4
PROTECȚIA MUNCII
Principalele măsuri de protecția muncii cuprind:
1. Este obligatorie respectarea întocmai a instrucțiunilor de lucru și a regulamentului de fabricație; la apariția unei defecțiuni care prezintă pericol de accidentare, utilajul se va opri imediat și apoi se va anunța șeful de schimb. În cazul în care se lucrează la utilajul respectiv, operatorul trebuie să anunțe electricianul pentru scoaterea de sub tensiune a utilajului.
2. În caz de incendii la instalațiile electrice se vor folosi extinctoare cu zăpadă carbonică sau cu nisip.
3. În toate locurile de muncă din secția de acid fosforic este obligatorie purtarea echipamentului de protecție.
4. Utilajele în mișcare trebuiesc pornite numai după ce s-a verificat exitența apărătorilor de protecție: este interzisă trecerea sau staționarea pe benzile transportoare sau pe capacele reactoarelor.
5. În secția de măcinare este interziză desfundarea cu mâna a utilajului.
6. În secțiile de reacție, filtrare, depozitare, concentrare se respectă regulile:
Nu este permisă urcarea pe masa filtrului circular sau staționarea pe aceasta, când filtrul este în mișcare;
Înainte de intrarea în cuve se vor închide toate ventilele pe conductele de aerisir, intrări și evacuări din cuve.
7. Toate utilajele în mișcare vor fi echipate cu apărători de protecție.
8. La pompele de vid se respectă următoarele regului:
Pornirea lor se face numai în prezența șefului de schimb;
Toate flanșele conductelor vor fi prinse în toate șuruburile.
9. Este interzisă părăsirea locului de muncă fără un scop precis și aprobarea șefului ierarhic.
Copyright Notice
© Licențiada.org respectă drepturile de proprietate intelectuală și așteaptă ca toți utilizatorii să facă același lucru. Dacă consideri că un conținut de pe site încalcă drepturile tale de autor, te rugăm să trimiți o notificare DMCA.
Acest articol: . Tehnologia Obtinerii Acidul Fosforic (ID: 161391)
Dacă considerați că acest conținut vă încalcă drepturile de autor, vă rugăm să depuneți o cerere pe pagina noastră Copyright Takedown.