Гайдай С. С.

Сортировать по умолчанию названию
  • ТЕПЛООБМІННИК ДЛЯ ОХОЛОДЖЕННЯ БІОГАЗУ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ ПРОЦЕСУ ОЧИСТКИ БІОГАЗУ

    Біогаз — газ, що отримується метановим бродінням біомаси. Розкладання біомаси відбувається під впливом 3-х видів бактерій. У ланцюжку живлення подальші бактерії харчуються продуктами життєдіяльності попередніх. Перший вигляд — бактерії гідролізні, другий кислото-створюючі, третій — метанотвірні. У виробництві біогазу беруть участь бактерії всіх трьох видів. Склад біогазу 55%-75% метану, 25%-45% CО 2 , незначні домішки H 2 і H 2 S. Після очищення біогазу від СО 2 виходить біометан. Біометан повний аналог природного газу. Відмінність лише в походженні. Сировина для здобуття— oрганічні відходи: гній, зернова і мелясна післяспиртова барда, пивна дробина, буряковий жом, фекальні осідання, відходи рибного і забійного цеху, трава, побутові відходи, відходи молокозаводу, відходи виробництва крохмала і патоки, відходи переробки картоплі Розрізняють 2 основні способи очистки біогазу: гравітаційний і інерційний. Очистка біогазу інерційним способом є досить поширеним процесом, перевагами якого є менші енергозатрати, простота процесу та використовуваних в ньому апаратів. Частина технологічної схеми для очистки біогазу приведена на рис. 1. Сирий газ від КССГ на УПГ. Газ із вузла обліку потрапляє в теплообмінники 3,4, де підігрівається нестабільний конденсат. Охолоджений газ із 3,4 потрапляє у проміжні сепаратори 5,6. Газ від вузла обліку потрапляє також у теплообмінники 1,2, де він охолоджується. Потім охолоджений газ із 1,2 потрапляє в проміжні сепаратори, де він сепарується. Газ сепарації з 11,12 йде на підігрів у теплообмінниках 1,2. Потім нагрітий газ із 1,2 потрапляє на вузол обліку газу УПГ. Конденсат із 10 змішується з конденсатом із 5,6 та 11,12 і йде на підігрів у теплообмінниках 3,4. Далі конденсат із 3,4 потрапляє в роздільник рідини 13 .Із роздільника рідин газ дегазації потрапляє на прийом КССГ, водометанольний розчин на метанольне господарство а конденсат (ШФЛУ) на установку збору ШФЛУ. Так як очистка біогазу належить до найбільш динамічно прогресуючих галузей паливної енергетики то актуальним напрямком є підвищення ефективності технологічної схеми шляхом інтенсифікації режимів функціонування її апаратів, а саме високою продуктивністю та економічністю процесу. Кожухотрубний теплообмінник є не основним аппаратом, але є невід’ємною частиною технологічної схеми, представленій на рис.1. Саме у ньому відбувається нагрів та охолодження газу, які так потрібні для подальшого процесу. Отже ефективність всієї схеми визначатиметься якістю переробки цього процесу, тому доцільна модернізація теплообмінника, бо саме він лімітує продуктивність всієї схеми, наслідком чого буде збільшення кількості продукту. Завданням на дипломне проектування є вибір серед сучасних конструкцій теплообмінне обладнання, перевірка його патентної чистоти, модернізація устаткування, що має підвищити якість проміжного продукту та збільшити продуктивність обладнання.

    Переглянути
  • ТЕПЛООБМІННИК ДЛЯ ПІДІГРІВУ БІОГАЗУ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ ПРОЦЕСУ ОЧИСТКИ БІОГАЗУ

    В зв’язку із виникненням глобальних енергетичної і економічної світових криз, людство активно здійснює пошук альтернативних поновлюваних джерел енергій. Велика увага приділяється пошукам замінників природного газу. Перспективною альтернативою природного газу є біогаз, який можна отримати метановим бродінням біомаси. Біогаз — газ, що отримується метановим бродінням біомаси. Розкладання біомаси відбувається під впливом 3-х видів бактерій. У ланцюжку живлення подальші бактерії харчуються продуктами життєдіяльності попередніх. Перший вигляд — бактерії гідролізні, другий кислото-створюючі, третій — метанотвірні. У виробництві біогазу беруть участь не лише бактерії класу метаногенів, а всі три види. Склад біогазу 55%-75 % метану, 25 %-45 % CО , незначні домішки H і H S. Після очищення біогазу від СО виходить біометан. Біометан повний аналог природного газу. Відмінність лише в походженні. Вихід біогазу залежить від вмісту сухої речовини і вигляду використовуваної сировини. З тонни гною великої рогатої худоби виходить 30-50 м біогазу з вмістом метану 60 %, 150-500 м біогазу з різних видів рослин з вмістом метану до 70 %. Максимальна кількість біогазу — це 1300 м з вмістом метану до 87% можна отримати з жиру. У біогазових розрахунках використовується поняття сухої речовини (СР або англійське TS) або сухого залишку (СО). Вода, що міститься в біомасі, не дає газу. З 1 кг сухої речовини отримують від 300 до 500 літрів біогазу. Щоб порахувати вихід біогазу з конкретної сировини необхідно провести лабораторні випробування або поглянути довідкові дані і визначити вміст жирів, білків і вуглеводів. Сировина для здобуття-oрганічні відходи: гній, зернова і мелясна післяспиртова барда, пивна дробина, буряковий жом, фекальні осідання, відходи рибного і забійного цеху (кров, жир, кишки, канига), трава, побутові відходи, відходи молокозаводу - лактоза, молочна сироватка, відходи виробництва біодизеля - технічний гліцерин від виробництва біодизеля з рапсу, відходи від виробництва соків - жом фруктовий, ягідний, виноградна вичавка, водорості, відходи виробництва крохмала і патоки - мезга і сироп, відходи переробки картоплі, виробництва чіпсів — очищення, шкірки, гнилі бульби. Газ від вузла обліку потрапляє в теплообмінник 1, де він охолоджується. Потім охолоджений газ із 1 потрапляє в проміжні сепаратори, де він сепарується. Газ із вузла обліку потрапляє також в теплообмінники 2, де підігрівається нестабільний конденсат. Охолоджений газ із 2 потрапляє також в проміжний сепаратор 7. Газ із 7 подається до блоку дроселювання 5. Газ від блоку дроселювання потрапляє одночасно в низькотемпературний сепаратор 6 і в блок трьох потокової вихрової труби 8, це допоміжна технологічна лінія. Газ із 8 потрапляє також в низькотемпературний сепаратор 3, де сепарується і охолоджується . Газ сепарації з 3 йде на підігрів в теплообмінник 1. Потім нагрітий газ із 1 потрапляє на вузол обліку газу УПГ. Завданням на дипломне проектування є вибір серед сучасних конструкцій теплообмінне обладнання, перевірка його патентної чистоти, модернізація устаткування, що має підвищити якість проміжного продукту та збільшити продуктивність обладнання.

    Переглянути
  • ТЕПЛООБМІННИК ДЛЯ ОХОЛОДЖЕННЯ БІОГАЗУ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ ПРОЦЕСУ ОЧИСТКИ БІОГАЗУ

    Біогаз — газ, що отримується метановим бродінням біомаси. Розкладання біомаси відбувається під впливом 3-х видів бактерій. У ланцюжку живлення подальші бактерії харчуються продуктами життєдіяльності попередніх. Перший вигляд — бактерії гідролізні, другий кислото-створюючі, третій — метанотвірні. У виробництві біогазу беруть участь бактерії всіх трьох видів. Склад біогазу 55%-75% метану, 25%-45% CО , незначні домішки H і H S. Після очищення біогазу від СО виходить біометан. Біометан повний аналог природного газу. Відмінність лише в походженні. Сировина для здобуття— oрганічні відходи: гній, зернова і мелясна післяспиртова барда, пивна дробина, буряковий жом, фекальні осідання, відходи рибного і забійного цеху, трава, побутові відходи, відходи молокозаводу, відходи виробництва крохмала і патоки, відходи переробки картоплі Розрізняють 2 основні способи очистки біогазу: гравітаційний і інерційний. Очистка біогазу інерційним способом є досить поширеним процесом, перевагами якого є менші енергозатрати, простота процесу та використовуваних в ньому апаратів. Частина технологічної схеми для очистки біогазу приведена на рис. 1. Сирий газ від КССГ на УПГ. Газ із вузла обліку потрапляє в теплообмінники 3,4, де підігрівається нестабільний конденсат. Охолоджений газ із 3,4 потрапляє у проміжні сепаратори 5,6. Газ від вузла обліку потрапляє також у теплообмінники 1,2, де він охолоджується. Потім охолоджений газ із 1,2 потрапляє в проміжні сепаратори, де він сепарується. Газ сепарації з 11,12 йде на підігрів у теплообмінниках 1,2. Потім нагрітий газ із 1,2 потрапляє на вузол обліку газу УПГ. Конденсат із 10 змішується з конденсатом із 5,6 та 11,12 і йде на підігрів у теплообмінниках 3,4. Далі конденсат із 3,4 потрапляє в роздільник рідини 13 .Із роздільника рідин газ дегазації потрапляє на прийом КССГ, водометанольний розчин на метанольне господарство а конденсат (ШФЛУ) на установку збору ШФЛУ. Так як очистка біогазу належить до найбільш динамічно прогресуючих галузей паливної енергетики то актуальним напрямком є підвищення ефективності технологічної схеми шляхом інтенсифікації режимів функціонування її апаратів, а саме високою продуктивністю та економічністю процесу. Кожухотрубний теплообмінник є не основним аппаратом, але є невід’ємною частиною технологічної схеми, представленій на рис.1. Саме у ньому відбувається нагрів та охолодження газу, які так потрібні для подальшого процесу. Отже ефективність всієї схеми визначатиметься якістю переробки цього процесу, тому доцільна модернізація теплообмінника, бо саме він лімітує продуктивність всієї схеми, наслідком чого буде збільшення кількості продукту. Завданням на дипломне проектування є вибір серед сучасних конструкцій теплообмінне обладнання, перевірка його патентної чистоти, модернізація устаткування, що має підвищити якість проміжного продукту та збільшити продуктивність обладнання.

    Переглянути
  • ТЕПЛООБМІННИК ДЛЯ ОХОЛОДЖЕННЯ БІОГАЗУГАЗОВИМ КОНДЕНСАТОМ ТЕХНОЛОГІЧНОЇ СХЕМИ РОЦЕСУ ОЧИСТКИ БІОГАЗУ

    Розрізняють два основні способи очистки біогазу, а саме інерційний та гравітаційний. Очистка біогазу інерційним способом є досить поширеним процесом, перевагами якого є менші енергозатрати, простота процесу та апаратів, використаних у ньому. До складу біогазу входить 70% метану, 29% вуглекислоти та незначна кількість домішок. Після очищення біогазу від вуглекислоти виходить біометан. Біометан – повний аналог природного газу, відмінність у вмісті метану та походженні. Так як очистка біогазу належить до найбільш динамічно прогресуючих галузей паливної енергетики то актуальним напрямком є підвищення ефективності технологічної схеми шляхом інтенсифікації режимів функціонування апаратів, а саме високою продуктивністю та економічністю процесу. Кожухотрубний теплообмінник не є основним апаратом, але є невід’ємною частиною технологічної схеми. Саме у ньому відбувається охолодження газу та нагрів газового конденсату, які потрібні для подальшого процесу. Отже, ефективність всієї схеми визначатиметься якістю переробки цього процесу, тому доцільна модернізація теплообмінника, бо саме він лімітує продуктивність всієї схеми, наслідком чого буде збільшення кількості продукту. Метою даної роботи є проектування та модернізація кожухотрубного теплообмінника для охолодження біогазу. На основі відомого кожухотрубного теплообмінника, що містить кожух, дві кришки, штуцери, а також дві трубні решітки із закріпленими в них теплообмінними трубами [2]. Запропоновано вдосконалення кожухотрубного теплообмінника, в якому нове виконання його теплообмінних труб забезпечує турбулізацію потоку, яка сприяє збільшенню коефіцієнта тепловіддачі, а отже і теплопередачі, підвищує інтенсивність нагріву, а відповідно підвищується й ефективність роботи теплообмінника. Вдосконалення досягається тим, що в кожухотрубному теплообміннику, на зовнішній поверхні кожної теплообмінної труби виготовляють поздовжні канавки по всій її довжині. На рисунку 1 приведено поздовжній розріз теплообмінника та схематично представлений поперечний переріз теплообмінної труби із можливим варіантом виконання зовнішньої поверхні трубок. У ході роботи було зроблено декілька варіантів параметричного розрахунку апарата і на даний момент підбирається найбільш оптимальна конструкція кожухотрубного теплообмінника. У подальшому будуть проведені розрахунки які підтверджують працездатність конструкції, розроблені складальні креслення апарата та основних його вузлів, розрахунки економічного ефекту від модернізації та розрахунки по техніці безпеки.

    Переглянути
  • ЛІНІЯ ВИРОБНИЦТВА ЕТИЛОВОГО СПИТРУ З РОЗРОБКОЮ РЕКТИФІКАЦІЙНОЇ КОЛОНИ, КОНДЕНСАТОРА ТА ХОЛОДИЛЬНИКА

    На сьогоднішній день темпи зростання виробництва етилового спирту та його складових є досить високими і в майбутньому прогнозується їх зростання [1], тому від галузі хімічного машинобудування вимагається розширене використання ресурсозберігаючих технологій. У багатьох країнах світу діють програми по застосуванню етанолу в автомобільному паливі. У зв’язку з цим значно збільшуються потреби у виробництві етилового спирту. Етиловий спирт, отриманий звичайними методами ректифікації, містить не більше 95,7% мас. спирту, так як ця величина відповідає його вмісту в азеотропній суміші, що утворюється при нормальному тиску [2]. Метою роботи є розробка апаратів, що входять до технологічної схеми виробництва етилового спирту. Для досягнення поставленої мети необхідно обрати основні апарати, проектування та модернізація яких дозволить підвищити ефективність технологічної схеми. Ректифікаційна колона, призначена для ректифікації рідкої суміші етанол-вода. Для обраної технологічної схеми [3] необхідно підібрати колону яка б відповідала наступним вимогам: простота конструкції та виготовлення, висока продуктивність процесу, простота експлуатації та ремонту [2]. Для процесу розділення водяної суміші етанолу доцільно використовувати тарілчасту колону. Такий тип ректифікаційних колон складає основну групу масообмінних апаратів. Це вертикальний циліндр, по висоті якого розташовані спеціальні контактні пристрої – тарілки, які дозволяють створити щільний контакт між паровою фазою, що піднімається у колоні вгору, та стікаючою донизу рідиною. Пари етанолу, які утворюються у ректифікаційній колоні необхідно сконденсувати. Враховуючи великі витрати етилового спирту, для процесу конденсації необхідно велика поверхня теплообміну. Отже, у цьому випадку, доцільно застосовувати конденсатори. Враховуючи, що при великих поверхнях теплообміну, висота конденсатора може бути достатньо великою, доцільно застосовувати горизонтальний апарат [2]. Етиловий спирт, що конденсується, надходить у міжтрубний простір, а охолоджуюча вода – у трубний. У холодильнику відбувається конденсація продуктів реакції, теплообмін відбувається між охолоджуючим середовищем у теплообмінній трубі та охолоджуючою водою і повітрям ззовні труб [4]. Вода, як менш леткий компонент, конденсується із більшою повнотою. Тому для додаткового виділення спирту застосовується його відмивання водою в абсорбері. Газ, що не прореагував, містить 90…92% етилу. Одну його частину рециркулюють, а іншу скидають для уникнення накопичення домішок у системі. Отже, ректифікаційна колона, конденсатор та холодильник – апарати, у яких безпосередньо відбувається відділення спирту із суміші, тому їх розробка є актуальною.

    Переглянути
  • СПОСІБ ВВЕДЕННЯ РІДКОЇ ФАЗИ ДО ПСЕВДОЗРІДЖЕНОГО ШАРУ

    Для створення твердих гуміново-мінеральних композитів з пошаровою структурою необхідно збільшити концентрацію твердих частинок в зоні зрошування до 60%. Для цього був використаний призматичний апарат розмірами AxBxH = 0,3x0,1x0,8 м. В якості центрів грануляції були вибрані гранули з de=2,41 мм. Досліди проводились на робочому розчині: 40% сульфату амонію з додатком 1% гумату. Температура: Твх= 80 , Тш=61 , що визначалася стійкістю матеріалу камери гранулятора, яка зроблена з органічного скла. Для подачі суспензії застосовувався диспергатор конічного типу з фторопласту. В результаті було отримано такі дані: - еквівалентний діаметр частинки de=2,5 мм; - при ступені навантаження по волозі коефіцієнт гранулоутворення =80%. При збільшенні щільності зрошення внаслідок недостатнього руху зернистого матеріалу в зоні зрошування і використання конічного диспергатора з одною робочою поверхнею спостерігалася агломерація частинок. Щоб цьому запобігти, необхідно збільшити інтенсивність циркуляції в області з більшою концентрацією зернистого матеріалу, а також застосувати диспергатор з більшою кількістю робочих поверхонь.

    Переглянути
  • ОСОБЛИВОСТІ ГІДРОДИНАМІКИ ПСЕВДОЗРІДЖЕНОГО ШАРУ ПРИ ЗНЕВОДНЕННІ РІДКИХ СИСТЕМ

    Здійснення процесу утворення твердих гуміново-мінеральних композитів з пошаровою структурою з рідких систем у псевдозрідженому шарі можливо при забезпеченні відповідного гідродинамічного режиму. У цьому випадку зріджений агент забезпечує спрямоване переміщення центрів грануляції через зони теплообміну, зрошення та релаксації при висоті шару зернистого матеріалу H, яка значно перевищує приведений діаметр апарата D. Тому для створення направленої циркуляції в апараті запропоновано нову конструкцію камери гранулятора та газорозподільного пристрою щілинного типу. Завдяки встановленню на відстані 0,25А спеціальної перегородки 2 утворюється вертикальний канал з інтенсивним висхідним рухом зернистого матеріалу, який спрямовується розподільником 3 у зону низхідного потоку ущільненого матеріалу. Досліди проводились на кімнатній установці в камері з прозорого матеріалу розмірами AxBxH = 0,3x0,1x0,8 м. Дослідним шляхом встановлено наявність пульсацій у висхідній (А) та низхідній (В) зонах руху матеріалу рис. 3. Відповідно у висхідній – 124 Гц і низхідній – 96 Гц. Спостереженнями установлено, що ближче до перегородки швидкість руху зернистого матеріалу зменшується, а також із наближенням до щілин уведення теплоносія його рух сповільнюється за рахунок дії зріджуючого агенту. Епюри залежності швидкості руху матеріалу від висоти( Н, ) та ширини(L, ) низхідної зони (В) при проведенні процесу зневоднення реальних розчинів наведені на рис. 4. У подальшому необхідно провести дослідження щодо стійкості гідродинамічного режиму при збільшенні навантаження за вологою.

    Переглянути
  • ПІДВИЩЕННЯ ЕФЕКТИВНОСТІ ПСЕВДОЗРІДЖЕННЯ ПРИ ЗАСТОСУВАННІ ГАЗОРОЗПОДІЛЬНОГО ПРИСТРОЮ ЩІЛИННОГО ТИПУ

    Метою експериментальних досліджень є визначення особливостей конструкції газорозподільного пристрою (ГРП) для підведення зріджуючого агента при реалізації струменево-пульсаційного режиму псевдозрідження в апаратах для зневоднення та грануляції. Підведення зріджувального агента із температурою tвх. 200 240 С до камери гранулятора дозволить підвищити ефективність процесу грануляції, проте може спричинити оплавлення зернистого матеріалу на елементах ГРП через наявність застійних зон. Для уникнення застійних зон розроблено ГРП щілинного типу [1] із коефіцієнтом живого перерізу φ 6% [2]. Моделювання гідродинамічного режиму в камері апарата із розмірами АхВхН 0,11×0,3×0,8м проводилося у програмному середовищі SolidWorks однофазної системи. За результатами моделювання процесу підведення зріджувального агента перпендикулярно (wг1) до вектора швидкості руху газу (wг2) у щілинах ГРП (тип 1) отримано епюру швидкостей газу, рисунок 1а. Це спричинило зменшення швидкості на верхній пластині ГРП від wг 15м/с до wг 11м/с на відстані від лівої щілини lmax1 54,9мм, зона А1. У випадку встановлення направляючих пластин 1, 2 (тип 2), рисунок 1б підведення зріджувального агента забезпечує однакове направлення векторів швидкостей руху газового потоку при підведенні (wг1) до щілин та у них (wг2). Епюра швидкостей характеризується більшою зоною розподілення швидкості wг 15м/с на верхній пластині, яка зменшується до wг 12м/с на відстані від лівої щілини lmax2 76,8мм, зона А2, що у 1,4 рази перевищує значення, отримані при моделюванні гідродинамічного режиму в камері з ГРП типу 1. Це унеможливлює появу великих застійних зон. Практична перевірка отриманих результатів моделювання гідродинамічного режиму в SolidWorks проводилася для двофазної системи газ-тверді частинки на пілотній установці з розмірами камери гранулятора АхВхН 0,11×0,3×0,8м [3]. Висота шару гранул із еквівалентним діаметром De 2,4 мм визначалась із умови ΔРш/(gDe) 80 100 [2]. Фотофіксації взаємодії зріджувального агента та зернистого матеріалу в апараті псевдозрідженого шару підтверджують результати, отримані при моделюванні процесу в SolidWorks, адже застійна зона В при застосуванні ГРП типу 2 значно менша, порівняно з ГРП типу 1, рисунок 2. Експериментально визначено значення коефіцієнтів гідравлічного опору ζ газорозподільних пристроїв із різними способами підведення зріджуючого агента, рисунок 3. Таким чином, застосування ГРП типу 2 при коефіцієнті гідравлічного опору ζ2≈2.15, що у 1,33 рази менший, ніж у ГРП типу 1, відповідно зменшує застійну зону на верхній пластині та витрати енергії на процес грануляції. У подальшому планується перевірка можливості застосування ГРП типу 2 при зневодненні рідких систем у псевдозрідженому шарі.

    Переглянути
  • РОЗРОБКА СПОСОБУ СТАБІЛІЗАЦІЇ ДИСПЕРСНОГО СКЛАДУ ПРИ ЗНЕВОДНЕННІ ВИСОКОКОНЦЕНТРОВАНИХ РІДКИ Х СИСТЕМ В ПСЕВДОЗРІДЖЕНОМУ ШАРІ

    Стабілізація дисперсного складу частинок в апараті при отриманні гранульованих композитів є необхідною умовою безперервного проведення процесу. Стійкість кінетики процесу гранулоутворення визначається процесами перенесення, що протікають в шарі, і тому повинна підтримуватися сталою. Для безперервного ведення процесу зневоднення та грануляції висококонцентрованх добрив у псевдозрідженому шарі потрібно в будь-який момент часу підтримувати постійнимимасу шару та його площу на деякому сталому рівні 1 M , кг та 1 f , м 2 . Тому практична реалізація процесу, враховуючи гідродинаміку, проводиться за умови: Складемо матеріальний баланс гранулятора у диференціальній формі, (рисунок 1).При зневодненні рідких систем із вмістом сухих речовин більше 50%, потужності утворення центрів грануляції за рахунок подрібнення частинок великого розміру є не достатніми. Тому стабілізація можлива за рахунок введення до апарату зовнішнього ре циклу, рисунок 1. В цьому випадку матеріальний баланс гранулятора в диференціальній формі запишеться: Максимальна допустима зміна маси шару (гідравлічного опору) складає 10%. Тому перед введенням рециклу для виконання умови (2) потрібно безперервно виводити гранули із апарату. При цьому падає значення залишкової площі поверхні шару на величинуУ випадку дискретного введення рециклу відбувається зменшення поверхні шару на 10% від початкової. Такий підхід потребує експериментальної перевірки в умовах реального експерименту.

    Переглянути
  • СТАБІЛІЗАЦІЯ ДИСПЕРСНОГО СКЛАДУ ПРИ РІЗНИХ МЕХАНІЗМАХ РОСТУ ГРАНУЛ ПРИ ЗНЕВОДНЕННІ РІДКИХ СИСТЕМ В ПСЕВДОЗРІДЖЕНОМУ ШАРІ

    До основних вимог гранульованих добрив відносяться рівномірне розподілення компонентів по всьому об’єму сферичних композитів та заданий дисперсний склад продукту. Виконання цих вимог можливе при пошаровому механізму росту гранул (рис. 1), який реалізується при зневодненні гетерогенної рідкої фази у псевдозрідженому шарі.Так, відомі роботи [1], які описують кінетику процесу гранулоутворення азотно-гумінових добрив при зневодненні гомогенної рідкої фази із вмістом сухих речовин до 40%. концентрацією твердої фази понад 40%. На рис. 2 наведена динаміка зміни еквівалентного діаметра, яка характеризується монотонним збільшенням еквівалентного діаметра при локальних швидкостях росту   е       dD d/ 0,121 0,636 мм/год і при середньому значенні с   0,339 мм/год. На рис. 3 наведена динаміка зміни масових відсотків окремих фракцій. Послідовний перехід частинок зернистого матеріалу від менших за розміром фракцій до більших підтверджує припущення щодо збільшення їх розмірів за рахунок саме пошарового механізму росту гранул.Так, при початковому значенні e D  2,2 мм , рис. 2, при   0 год дисперсний склад визначається фракціями: +1,0 мм – 18,65%, +2,0 мм – 80,42%, +3,0 мм – 2,73%, рис. 3. При  1 год +2,0 мм зменшується із 80,42% до 63,53% ( 2    X 16,84% ) а фракція +3 мм мм збільшилася із 2,73% до 24,60% ( 3   X 21,87% ). За цей період часу фракція +1,0 мм зменшилася з 16,85% до 11,71% ( 1    X 5,14% ). На інтервалі часу 1 2,0    год , рис. 3, відбувається зменшення вмісту фракції +2,0 мм на величину 2    X 27,51% та збільшення фракції +3,0 мм – 3   X 35,66%, фракція +1,0 мм зменшується на величину 1    X 8,79%. Тобто, зменшення мосових відсотків попередніх фракцій зумовлює адекватне збільшення масових відсотків більших фракцій:        X X X 1 2 3  . Тобто, фракція +1,0 мм переходить у фракцію +2,0 мм яка одночасно переходить у фракцію +3,0 мм. Одночасний перехід фракції +2,0 мм у +3,0 мм підтверджується швидкістю зміни масових відсотків окремих фракцій, рис. 4. Паралельність кривої зміни вмісту фракцій +2,0 мм і +3,0 мм в часі відносно осі oxсвідчить про поступовий, рівномірний перехід фракції +2,0 мм у фракцію +3,0 мм. Тобто, на інтервалі 0 2,66    год спостерігається рівномірне падіння вмісту фракції +2,0 мм, що супроводжується рівномірним майже симетричним зростанням фракції +3,0 мм. Цепідтверджує пошаровий механізм утворення гранул та незалежність швидкості росту гранул від діаметра, тобто нульовий порядок їх росту [2]: . 0. d dD   (1) А саме значення лінійної швидкості росту гранул для пошарового механізму визначається за виразом[2], мм/год: де g– функція масового розподілення за діаметром, мм-1 ; D – поточний діаметр гранул, мм;  – лінійна швидкість росту гранул, мм/год; ψ – коефіцієнт гранулоутворення; К– константа вивантаження, год-1 . На задоволення потреб сільського господарства та для підвищення енергоефективності процесу у випадку мінерально-гумінових композитів складу [P]:[Ca]:[N]:[K]:[Г.]=10:19:11:2:1 при зневодненні рідких гетерогенних систем із загальною концентрацією твердої фази на рівні 60% при наступних параметрах технологічного процесу: температура шару 100-103 С, гідравлічний опір шару 1962 Па. Динаміка зміни еквівалентного діаметра частинок в апараті наведена на рис. 5 та динаміка зміни масових відсотків окремих фракцій на рис. 6.Середнє значення лінійної швидкості росту гранул складає с  1,1 мм/год, що понад у три рази перевищує значення в [1]. На інтервалі 0 0,167    год вміст фракції +3,0 мм ммзбільшується на величину 3   X 22,137% . Цьому збільшенню відповідає адекватне зменшення вмісту фракціїй +1,0 мм та 2,0 мм, тобто, виконується рівність        X X X 1 2 3  . На інтервалі 0,1667 0,333    год вміст фракції +2,0 мм зменшуєтьсяна на величину 2   X 22,897% . Це супроводжується одночасним збільшенням вмісту фракції +3,0 мм на величину 3   X 14,022% та фракції +4 мм на 4   X 11,28% . Тобто,      X X X 2 3 4  . Одночасність збільшення вмісту масових відсотків фракцій +3 мм і +4 мм відбувається за рахунок агломерації фракцій +2 мм і +3 мм. На інтервалі часу 0,333 0,500    год, спостерігається зменшення масового відсотка фракції +2 мм – 2   X 16,46% при одночасному збіьшенню масового відсотка фракції +3 мм – 3   X 5,904% , фракції +4 мм – 4   X 2,103% , +5 мм – 5   X 7,502% , тобто,        X X X X 2 3 4 5  . Тобто, на останніх двох проміжках часу реалізується агломераційний механізм гранулоутворення (рис. 7).При підвищенні концентрації робочого розчину в 1,5 рази порівнюючи із [1], середнє значення лінійної швидкості росту гранул с  1,1 мм/год. , що понад утри рази перевищує значення в [1]. Стрімке збільшення с пояснюється переходом від пошарової структури росту до механізму за рахунок агломерації, тобто   f  . А розрахунок значення швидкості росту гранул за виразом (2) стає не можливим. За такого механізму росту гранул виникає необхідність у визначенні швидкості лінійного росту гранул окремих фракцій та знаходження потужності зовнішнього джерела центрів грануляції.

    Переглянути
  • ЗАКОНОМІРНОСТІ УТВОРЕННЯ ОРГАНО-МІНЕРАЛЬНО- ГУМІНОВИХ ДОБРИВ

    Стан ґрунтів України потребує використання добрив нового покоління. В Україні відсутня достатня база для виробництва фосфатних та калійних добрив,тому в якості мінеральної сировини використовується сульфат амонію, органічної – кісткове борошно (містить макро-і мікроелементи, СаО природнього походження до 40% іР2О5 до 30%) та власне гумати із концентрацією 0,5-1%. Загальний вміст твердої фази у робочому розчині – 60%, що суттєво зменшує енерговитрати у порівнянні із [1], де вміст твердої фази 40 %. Основними вимогами до добрив є рівномірність розподілення компонентів по всьому об’єму гранули. Це досягається шляхом зневоднення рідких систем у псевдозрідженому щарі. Можливі два механізми утворення органо-мінерально-гумінових добрив, рисунок 1. Для виконання цих вимог доцільною є грануляція із пошаровим механізмом гранулоутворення, яка забезпечує рівномірність розподілення компонентів та задануміцність гранули. Це досягається відповідною організацією процесу у псевдозрідженому шарі із застосуванням теплоносія, температура якого в декілька разів перевищує температуру плавлення матеріалу. При отриманні органо-мінерально-гумінових композитів заданого складу[P]:[Ca]:[N]:[K]:[Г.]=10:19:11:2:1при наступних параметрах технологічного процесу: температура шару шT  96 °С, гідравлічний опір шару ш   P 1962 Па встановлено динаміку зміни еквівалентного діаметра зернистого матеріалу, рисунок 2, яка свідчить про стійку кінетику процесу та безперервність росту гранул. Проте спостерігається великі значення середньої лінійної швидкості росту гранул  1,659 мм/год. Динаміка зміни масових відсотків окремих фракцій, рисунок 3, характеризується послідовним переходом гранул із фракцій меншого розміру до фракцій більшого розміру, що свідчить про пошарову структуру гранул (див. рис 1). Так, після т.D(   0,66 год ) збільшується вміст фракції 5+ за рахунок зменшення 4+. Майже паралельність і рівномірний спад кривих 2 та 3 свідчить про поступовий, рівномірний перехід гранул із фракції 2+ у 3+із переходом у 4+. Для конкретно цих умов і цих композитів найбільш доцільно вести процес на ділянці O-D, де е d  4,5 мм при якому виконується вимога отримання готового продукту відповідного гранулометричного складу. Виникає потреба у стабілізації процесу на ділянці D-G, де різко збільшується е d за рахунок різкого збільшення вмісту фракції 5+, що не відповідає вимогам.Саме це і стане задачею досліджень а також дослідження ділянки C-F, де відбувається стрибкоподібне збільшення  Безперервне гранулоутворення із можливістю отримання заданого гранулометричного складу при пошаровому механізміможливе за наявності потужного джерела нових центрів грануляції, яке можна реалізувати завдяки внутрішньому й зовнішньому рециклу. В основу математичної моделі гранулоутворення авторами роботи [2] покладено рівняння нерозривності, записане у частинних похідних:де g – функція масового розподілення гранул за діаметром, мм-1 ;  – час, год; D – поточний діаметр гранул, мм;  – лінійна швидкість росту гранул, мм/год; S – функція сепарації; ψ – коефіцієнт гранулоутворення; К – константа вивантаження, год-1 ;  – функція потужності джерела та стоку, (ммгод)-1 . Для розв’язку рівняння (1) необхідно експериментально визначити коефіцієнт гранулоутворення, лінійну швидкість росту гранул, константу вивантаження та розрахункову функцію масового розподілення за діаметрами, що забезпечує заданий дисперсний склад та експериментальну, що визначена в даний конкретний момент часу. Для опису масового розподілення гранул застосовується γ-розподілення: На основі експериментальних даних знайдено і побудовано апроксимуючі криві, які описують масове розподілення. У таблиці 1 наведені результати апроксимації. Таблиця 1 – Результати апроксимації масового розподіленняДля точок O, A, B, D і G апроксимуюча крива описує масовий розподіл практично на всьому проміжку при коефіцієнті кореляції    0,85 0,93. Для точок С, Е,іF апроксимуюча крива не описує масовий розподіл, особливо на ділянках де d  4,5 мм. Функції масового розподілення у т.О(   0год ), рисунок 4, та в т.D(   0,66год ), рисунок 5.Експериментально визначено, що у точці D (   0,66год ) коефіцієнт гранулоутворення ψ=79,6 %. Як видно із рисунків 4 і 5, функція масового розподілення та її максимум плавно переміщуються в зону більших діаметрів, що підтверджує стійку кінетику процесу.Проте, в подальшому необхідно визначити вплив технологічних параметрів на динаміку зміни масового розподілення частинок в апараті.

    Переглянути
  • АПРОКСИМАЦІЯ ФУНКЦІЇ МАСОВОГО РОЗПОДІЛУ ГРАНУЛ ЗА РОЗМІРАМИ ПРИ ГРАНУЛЯЦІЇ РІДКИХ СИСТЕМ У ПСЕВДОЗРІДЖЕНОМУ ШАРІ

    Для безперервного ведення процесу зневоднення та грануляції висококонцентрованх добрив у псевдозрідженому шарі потрібно в будь-який момент часу підтримувати постійними масу шару та його поверхню на певному сталому рівні 1 M , кг, та 1 f , м 2 . Тому практична реалізація процесу, враховуючи гідродинаміку, проводиться за умови: Тому, при безперервному проведенні процесу зневоднення та грануляції гетерогенних систем стійкість кінетики гранулоутворення залежить від стабілізації дисперсного складу частинок та загальної поверхні шару в апараті на заданому рівні за рахунок потужності внутрішнього та зовнішнього джерела утворення нових центрів грануляції. В основу математичної моделі, яка дозволяє визначити величину джерел утворення нових центрів грануляції покладено рівняння нерозривності О.М. Тодеса [1]:Метою апроксимації є знаходження коефіцієнтів гама розподілу n та z при яких спостерігалася б максимальна збіжність теоретичної та експериментальної функцій масового розподілу. Для розрахунку коефіцієнтів  розподілу авторами [3] використовувався метод найменших квадратів з наступним логарифмування. Це дало відхилення в межах 5% для діаметрів е D  1 2,5 мм при грануляції 40% розчинів сульфату амонію із домішками гуматів. Середня лінійна швидкість росту гранул становила 1    0,15 0,28 мм/год. Експериментально встановлено, що при зневодненні висококонцентрованих гетерогенних систем із домішками речовин органічного походження середня лінійна швидкість росту гранул складає 2    0,4 0,6 мм/год, що призводить до інтенсивного росту еквівалентного діаметру, який знаходився в межах е D   3,2 3,5 мм. Апроксимація функції масового розподілу методом найменших квадратів на цих еквівалентних діаметрах показала низький коефіцієнт кореляції між експериментальними та теоретичними значеннями функції масового розподілу. Тому було прийнято рішення знаходити шукані коефіцієнти шляхом ітераційної їх зміни іззнаходженням масиву коефіцієнтів кореляції між теоретичною та експериментальною функціями масового розподілу, що розраховується за виразом (4). Таким чином, максимальний коефіцієнт кореляції визначає значення коефіцієнтів  розподілу. Коефіцієнт кореляції визначається за виразом:де m  кількість проб для конкретного моменту часу  ; експ ан , g g і і  i-ті значення експериментальної та теоретичної функцій масового розподілу, мм- 1 ; експ ан g g ,  середні значення експериментальної та теоретичної функцій масового розподілу, мм-1 . В таблиці 1 та на рисунку 1 наведено результати порівняння апроксимації функції масового розподілу методом МНК та методом пошуку максимального коефіцієнта кореляції (Rmax).

    Для безперервного ведення процесу зневоднення та грануляції висококонцентрованх добрив у псевдозрідженому шарі потрібно в будь-який момент часу підтримувати постійними масу шару та його поверхню на певному сталому рівні 1 M , кг, та 1 f , м 2 . Тому практична реалізація процесу, враховуючи гідродинаміку, проводиться за умови: 1 1 0; 0. df dM d d     (1) Тому, при безперервному проведенні процесу зневоднення та грануляції гетерогенних систем стійкість кінетики гранулоутворення залежить від стабілізації дисперсного складу частинок та загальної поверхні шару в апараті на заданому рівні за рахунок потужності внутрішнього та зовнішнього джерела утворення нових центрів грануляції. В основу математичної моделі, яка дозволяє визначити величину джерел утворення нових центрів грануляції покладено рівняння нерозривності О.М. Тодеса [1]:                   , , , , , 2 , , 3 , , , g D g D D D g D D g D D D D S K g D D                                           (2) де g D ,  функція масового розподілення гранул за діаметром, мм-1 ;   час, год; D  поточний діаметр гранул, мм;   D,   лінійна швидкість росту гранул, мм/год; S  функція сепарації;   коефіцієнт

    Переглянути
  • Підвищення потужності внутрішнього джерела центрів грануляції при одержанні гуміново-мінеральних твердих композитів

    Наведено результати експериментальних досліджень процесу одержання з рідких систем гуміново-мінеральних добрив.

    Переглянути