/
Текст
И. М. ТОВБИН, Е. Е. ФАЙНБЕРГ
ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЕ
ПРОЕКТИРОВАНИЕ
жироперерабатывающих
предприятий
Расщепление жиров и получение глицерина. Дистил-
ляция глицерина. Дистилляция и ректификация жир-
ных кислот. Производство хозяйственного и туалет-
ного мыла. Производство синтетических моющих
порошков. Производство маргарина, кулинарных и
кондитерских жиров
Под редакцией д-ре хим. наук преф.
А. Л. МАРКМАНА
м-г
535989
ИЗДАТЕЛЬСТВО „ВВВАЕВАВ ПРОНЫВ|ПЕВ|ПСТЬ“
МОСКВА-1 BBS
УДК 664.33.001.12
В книге рассматриваются вопросы проектирования и экс-
плуатации предприятий по расщеплению жиров и получе-
нию глицерина, дистилляции и ректификации жирных кислот
и глицерина, производству хозяйственного и туалетного мыла,
производству маргарина, кулинарных и кондитерских жиров.
В книгу включена также глава, посвященная проектированию
предприятий по производству синтетических моющих средств. Это
обусловлено тем, что синтетические моющие средства часто про-
изводят на предприятиях масло-жировой промышленности.
При написании книги использованы некоторые материалы ар-
хива Государственного института по проектированию масло-жи-
ровых предприятий «Гипрожир».
В книге описаны прогрессивные технологические схемы, при-
меняемые в соответствующих отраслях промышленности, конструк-
ции и принцип работы основного технологического оборудования,
а также методы расчета производительности его и методы со-
ставления продуктовых балансов и расчета расхода материалов,
пара и воды.
Настоящая книга является продолжением книги «Технологи-
ческое проектирование жироперерабатывающих предприятий», вы-
шедшей в 1959 г., в которой были рассмотрены вопросы рафина-
ции и гидрогенизации жиров.
Книга рассчитана на инженерно-технических работников мас-
ло-жировой промышленности, работников технологических отделов
проектных организаций, а также может быть использована студен-
тами вузов, специализирующимися в области технологии перера-
ботки жиров.
Рецензенты: канд. техн, наук, Г. В. ЗАРЕМБО-РАЦЕВИЧ,
инж. Л. Е. БОРОВОЙ
3 14—12
166—65
ПРЕДИСЛОВИЕ
Масло-жировая промышленность в нашей стране вступает в
новый период своего развития. Предстоит создать мощности
для выработки продукции в количествах, обеспечивающих снаб-
жение населения высококачественными продуктами питания,
мылом и моющими средствами по научно обоснованным физио-
логическим нормам.
В связи с осуществляемыми мероприятиями по развитию про-
изводства жирозаменителей, особенно синтетических жирных
кислот, потребность промышленности в продуктах переработки
природных жиров, используемых в технических целях, значитель-
но сократится.
Однако отдельные предприятия химической промышленности,
например предприятия, вырабатывающие синтетический каучук,
ударопрочный полистирол, химические волокна (текстильно-
вспомогательные средства)’ предъявляют требования на некото-
рые продукты, получаемые из природных жиров, — высокока-
чественный стеарин, индивидуальные жирные кислоты и др.
Для удовлетворения потребностей населения и промышленно-
сти в растительных маслах и разнообразных продуктах их пе-
реработки, а также в мыле и моющих средствах масло-жировая
промышленность будет в предстоящие годы интенсивно расши-
рять свою производственную базу.
Предстоит построить новые заводы и комбинаты, расширить
и реконструировать действующие предприятия.
Темпы развития масло-жировой промышленности требуют
создания высокопроизводительных и эффективно работающих
аппаратов, освоения более совершенных процессов, преимущест-
венно с непрерывными схемами производства, и оснащения но-
вейшей техникой, так как строящиеся и реконструируемые в на-
стоящее время предприятия войдут в основные фонды матери-
ально-технической базы коммунизма.
Изучение и обобщение опыта, накопленного в промышленно-
сти и в проектных организациях, должно способствовать успеш-
ному решению поставленных задач.
Предметом настоящей книги является описание технологиче-
ских процессов, принципов составления продуктовых балансов,
з
основ расчета аппаратов и энергетических затрат и другие ма-
териалы для разработки проектов в области расщепления жиров
и производства глицерина, дистилляции и ректификации жирных
кислот, производства мыла, синтетических моющих средств и
маргарина.
Как и в предыдущей книге (Товбин И. М. и Файнберг Е. Е.
«Технологическое проектирование жироперерабатывающих пред-
приятий», Пищепромиздат, 1959), излагаемый материал настоя-
щей книги сопровождается подробными числовыми примерами.
ЧАСТЬ I
РАСЩЕПЛЕНИЕ ЖИРОВ
И ПОЛУЧЕНИЕ ГЛИЦЕРИНА
Большинство отраслей промышленности, применяющих жи-
ры и масла для технических целей — производство мыла, стеа-
рина и олеина,—используют их в виде жирных кислот. Лако-
красочное производство с переходом на преимущественное
изготовление синтетических лаков также все шире применяет
жирные кислоты.
При расщеплении жиров представляется возможным комп-
лексно использовать сырье, разделив методами гидролиза три-
глицериды на жирные кислоты и глицерин.
Основным методом расщепления жиров в настоящее время
является гидролиз при температуре 210—250° С, известный у нас
как метод безреактивного расщепления жиров. На некоторых
предприятиях еще сохранился контактный метод расщепления
жиров, однако при постройке новых цехов используется только
безреактивный метод.
Переход от контактного к безреактивнюму методу расщепле-
ния жиров обусловлен следующими преимуществами:
улучшением цвета жирных кислот; светлые жирные кислоты
пригодны не только для получения хозяйственного мыла, но и
для многих сортов туалетного;
повышением качества сырого глицерина; зола и органичес-
кие примеси в глицерине, полученном методом безреактивного
расщепления жиров, обычно составляют не более 1%, тогда как
в глицерине, полученном контактным методом расщепления,—
2—3%;
уменьшением потерь глицерина при его последующей дистил-
ляции и увеличением в связи с этим выходов глицерина;
снижением себестоимости глицерина вследствие исключения
расхода реактивов (серной кислоты и сульфокислот) и уменьше-
ния расхода пара;
улучшением условий труда в расщепительно-глицериновых
цехах.
Капиталовложения на строительство цехов для безреактивно-
го расщепления жиров выше, а оборудование сложнее по срав-
5
нению с оборудованием цехов, применяющих контактный метод
расщепления жиров. Однако, как показывают расчеты, подкреп-
ленные практической деятельностью предприятий, экономия,
получаемая вследствие снижения эксплуатационных расходов и
повышения выходов глицерина, окупает повышенные капитало-
вложения в течение 2—3 лет эксплуатации цехов безреактивного
расщепления жиров.
Безреактивное расщепление жиров осуществляется периоди-
ческим способом в автоклавах либо непрерывным способом в
колонных аппаратах, а также в батарее последовательно рабо-
тающих автоклавов.
На наших предприятиях в настоящее время применяют преи-
мущественно первый способ. Ввиду больших технико-экономи-
ческих преимуществ, которые дает непрерывный метод безреак-
тивного расщепления жиров, в книге наряду с периодической
схемой приведен расчет процесса расщепления жиров и аппара-
туры для непрерывного метода.
Сырой глицерин, получаемый при безреактивном методе рас-
щепления жиров, хотя и содержит значительно меньше приме-
сей, чем глицерин, получаемый при контактном методе, однако
он еще не удовлетворяет требованиям ГОСТа на глицерин
химический или динамитный. Для получения глицерина этих
сортов сырой глицерин подвергают прямой дистилляции. В кни-
ге приведены методы расчета оборудования для дистилляции
глицерина.
В последнее время проводятся довольно успешные опыты
очистки глицериновых вод, получаемых безреактивным расщеп-
лением жиров, при помощи ионообменных смол. По данным
ВНИИЖа, глицерин, обработанный ионообменными смолами, не
нуждается в дистилляции. Накопление необходимых экспери-
ментальных и расчетных данных позволит в будущем приступить
к проектированию установок, предназначенных для очистки
глицериновых вод ионообменными смолами.
При безреактивном методе расщепления чистых жиров цвет
получаемых жирных кислот мало отличается от цвета исходного
жира. Такие жирные кислоты без дополнительной обработки ис-
пользуют для варки хозяйственного и многих окрашенных сор-
тов туалетного мыла. При переработке жиров темных и низкого
качества (утильных) и жировых отходов, например соапстоков,
а также при подготовке жирных кислот для варки туалетного
мыла светлых тонов, при производстве стеарина, олеина и в не-
которых других случаях жирные кислоты очищают и осветляют
дистилляцией.
Во многих отраслях промышленности при изготовлении тек-
стильно-вспомогательных веществ, присадок — пластификато-
ров к синтетическим каучукам, различных косметических изде-
6
лий и т. п. применяют значительные количества индивидуальных
жирных кислот.
Ниже приведены методы проектирования установок для дис-
тилляции и ректификации жирных кислот.
Исследовательские и экспериментальные работы, а также
большой производственный опыт подтверждают, что природные
жирные кислоты, применяемые во многих отраслях промышлен-
ности, можно заменять синтетическими, получаемыми окислени-
ем парафиновых углеводородов. Это позволит практически ре-
шить в ближайшие годы задачу прекращения расходования
пищевых растительных масел и жиров на технические цели с
тем, чтобы на расщепление и мыловарение направлять только
технические жиры и масла.
Глава 1
БЕЗРЕАКТИВНОЕ РАСЩЕПЛЕНИЕ ЖИРОВ
В АВТОКЛАВАХ
СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА
Одна из схем безреактивного расщепления жиров периоди-
ческого действия, применяемая на наших предприятиях, изобра-
жена на рис. 1. В соответствии с действующими технологичес-
кими инструкциями расщепление жиров осуществляют в два
периода.
Расщепляемые жиры после взвешивания на весах 1 через
сетчатый фильтр 2 поступают в запасные резервуары 3. Жиры,
которые требуется предварительно очистить (низшие сорта жи-
вотного сала, утильные жиры), подвергают рафинации одним
из известных способов. Из резервуара 3 жиры насосом 4 пере-
качиваются в теплообменник 5, в котором они нагреваются за
счет физического тепла расщепленного жира. Из теплообмен-
ника жиры стекают в мерник 6, а из него затем насосом высокого
давления 7 перекачиваются в автоклав 8, в котором осталась от
предыдущей операции расщепления вторая глицериновая вода.
В автоклав для нагревания жира до температуры реакции
подают острый водяной пар. Известно, что чем выше температу-
ра, при которой происходит расщепление жиров, тем быстрее
протекает процесс. При расщеплении жиров в автоклавах темпе-
ратуру жира поддерживают в пределах 220—225° С, что соот-
ветствует давлению водяного пара — 25 ат избыточных. Более
высокую температуру при автоклавном расщеплении жиров
обычно не применяют, так как конструкция аппаратуры вслед-
ствие повышения давления значительно утяжеляется.
Острый пар, поступающий в автоклав, служит также для пе-
ремешивания реакционной массы. Практика показала, что при-
7
Пар давлением Jam на выпарную станции)
Рис. 1. Схема периодического расщепления жиров в автоклавах.
8
менение механических мешалок, усложняя конструкцию авто-
клавов, не дает технологических преимуществ.
По окончании первого периода, когда глубина расщепления
жиров достигает 82—85%, процесс прерывают и после кратко-
временного отстаивания смеси выдавливают из автоклава пер-
вую глицериновую воду.
Благодаря тому, что в автоклаве во время отстаивания рас-
щепленного жира поддерживается избыточное давление около
25 ат, разделение компонентов смеси происходит достаточно
полно (за исключением тех случаев, когда образуется стойкая
эмульсия, напримёр при переработке жиров, плохо очищенных
перед расщеплением).
После удаления первой глицериновой воды на оставшийся в
автоклаве частично расщепленный жир из мерника 9 насосом
высокого давления 7 подают конденсат (<в смеси с промывной
водой) и, пуская в автоклав острый водяной пар, проводят
второй период расщепления жира.
Расщепленный жир выдавливают из автоклава через тепло-
обменник 5 и понизитель давления 10 в отстойники-промывате-
ли И для жирных кислот. Пар, выделившийся в понизителе
давления, конденсируется в холодильнике /2; конденсат стекает
в коробку 13. На вторую глицериновую воду,’ оставшуюся в ав-
токлаве, из мерника подают свежую порцию жира и процесс
повторяется, как описано выше.
Жирные кислоты в отстойнике-промывателе И промывают
чистым конденсатом, поступающим из коробки 13, для удаления
оставшегося в них глицерина. После отстаивания жирные кис-
лоты сливают через весы 14 в сборные резервуары 15, откуда
они поступают на дальнейшую- переработку.
Промывную воду пропускают через жироловушку 16, из ко-
торой насосом 17 ее перекачивают в мерник 9 для конденсата и
используют в процессе расщепления жира. Жирные кислоты,
всплывшие в ловушке, при помощи насоса 18 возвращают в от-
стойник-промыватель 11.
Глицериновую воду, выдавливаемую из автоклавов по окон-
чании первого периода расщепления, перепускают в приемный
резервуар 19, в котором помещен глухой змеевик, выполняющий
функции теплообменника. Глицериновая вода, находящаяся в
резервуаре 19, нагревается и частично упаривается за счет физи-
ческого тепла свежей глицериновой воды, поступающей из авто-
клава.
Для отделения механически увлеченного' жира глицериновую-
воду из резервуара 19 пропускают через жироловушку 20.
Всплывший жир насосом 18 возвращают в мерник 6 и присоеди-
няют к свежему жиру, направляемому в автоклав на расщеп-
ление.
9
Для связывания заэмульгированных и растворенных жирных
кислот, не отделившихся в жироловушке, глицериновую воду
обрабатывают в нейтрализаторе 21 известковым молоком. Из-
вестковое молоко готовят в мешалке 22, откуда насосом 23 че-
рез мерник 24 оно поступает в нейтрализатор. Образовавшееся
кальциевое мыло отделяют от глицериновой воды на рамочном
фильтрпрессе 25. Фильтрат стекает в сборник 26, откуда его на-
правляют на упаривание, а осадок передают на мыловаренный
завод. При кипячении с углекислой содой в результате обменной
реакции кальциевые мыла жирных кислот превращаются в нат-
риевые, которые присоединяют к основной массе мыла.
Пролетный пар, отходящий из автоклавов, поступает в пони-
зитель давления, в котором давление его снижается до 3 ат аб-
солютных. Одновременно в понизителе давления 27 отделяются
капельки жира, механически унесенные с паром. Через прием-
ник 28 отделившийся жир возвращается в мерник 6 и присоеди-
няется К свежему жиру, направляемому на расщепление.
На практике применяют и другие схемы расщепления жиров
в автоклавах, отличающиеся главным образом организацией
теплообмена, способом транспортировки продуктов реакции из
автоклавов и т. д., но эти условия не влияют на производитель-
ность основного оборудования и выходы готовой продукции.
продуктовый баланс
Реакция расщепления жиров протекает по известному хими-
ческому уравнению:
С3Н5( OCOR)3 + зн2 одзрсоон + С3НеО3.
Триглицерид Вода Жирные Глицероль
кислоты
Основываясь на соотношении реагирующих веществ, можно
вывести следующие уравнения для расчета выходов жирных
кислот и глицероля1 и расхода реакционнюй воды в (процентах к
массе (весу) расщепляемых триглицеридов:
__ ЗМЖ • 100 _ ЗМЖ 100 __ ЗМж 100 '
К~ ЗМж + Мг — ЗМВ ~ ЗМж+92 —3-18 ~
г Мт 100 92 • 100
ЗМЖ + МГ — ЗМВ ЗМЖ + 92 — 3-18
JJ7 = ЗЛ4п ' 100 — 3 • 18 • 100
ЗМЖ + Мт — ЗМв ~ ЗМЖ + 92-3-18
В этих уравнениях:
Жк — выход жирных кислот;
1 Глицеролем здесь и далее называется чистый 100%-ный глицерин в от-
личие от глицерина товарного, содержащего некоторое количество влаги
и примесей.
Ю
ЗМЖ + 38
92 100
37ИЖ + 38 ’ ' '
54 I 100 (1-3)
ЗМЖ + 38
Гл — выход глицероля;
W — расход реакционной воды;
Л4Ж—-молекулярная масса жирных кислот, образующих три-
глицериды;
/Иг — молекулярная масса глицероля; Мг = 92;
Мв — молекулярная масса воды; Мв = 18.
Расход реакционной воды в процентах к массе (весу) глице-
роля является величиной постоянной и составляет
_ ЗМВ - 100 _ 3 - 18 100 _ gg 7
~ Мг ~ 92 ~ ’
Из уравнения (I—1) следует, что выход жирных кислот при
расщеплении зависит от состава жирных кислот, образующих
триглицериды. Чем выше молекулярная масса жирных кислот,
входящих в состав жира, тем больше выход их.
Так,
кислот
(Ь4)
например, при расщеплении триолеина выход жирных
составляет
При
Жк = _.3.- 282-3 • 100 = 95,7%.
3 - 282,3 + 38
расщеплении трилаурина выход жирных кислот равен
х = 3 - 200 100 = 94 05
3 • 200 + 38
Выход глицероля находится в обратной зависимости от мо-
лекулярной массы жирных кислот, образующих триглицериды.
Согласно уравнению (I—2) с увеличением молекулярной массы
жирных кислот выход глицероля уменьшается. Так, при расщеп-
лении триолеина выход глицероля составляет
Гл = 92 • 100 =10,4%.
3-282,3 + 38
При расщеплении трилаурина соответственно
ГЛ = 92 • 100 = 14,42%.
3-200 + 38
Расход реакционной воды тем больше, чем выше выход гли-
цероля, В соответствии с уравнением (I—3) он составляет:
для
триолеина
IF =--------------- = 6,11 <%,
3-282,3 + 38
для
трилаурина
IF = /5!'100 = 8,46 %
3-200 + 38
расщеплении природных жиров, являющихся смешан-
При
ными триглицеридами, выход жирных кислот и глицероля рас-
11
считывают по уравнениям (I—1) и (I—2), исходя из средней
молекулярной массы жирных кислот смеси.
Если жирнокислотный состав смеси неизвестен, то среднюю
молекулярную массу жирных кислот находят, пользуясь уравне-
нием
<р
3 • 56 100
--------— 38
Ч.о.
3
где Ч. о.—число омыления смеси, определенное в лаборатории.
Например, число омыления подсолнечного саломаса рав-
но 190.
Средняя молекулярная масса смеси жирных кислот будет
3 • 56 100
--------— 38
—---------282.
3
М,
Подставляя найденное значение Л4ср в уравнения (I—1),
(I—2) и (I—3), рассчитывают выход жирных кислот при рас-
щеплении подсолнечного саломаса (в % к массе расщепляемых
триглицеридов):
3-282-100
3 • 282 + 38
Выход глицероля при этом будет равен
r^.J)2...-.100. ^104
3-282 + 38
Соответственно расход реакционной воды составит
..54 ' 100 = 6,1%.
3-282 + 38
Аналогичным образом рассчитывают выход продуктов реак-
ции для любой другой -смеси жирных кислот. При этом следует
иметь в виду, что выход жирных кислот и глицероля относят к
собственно жиру, за вычетом неомыляемых веществ, влаги и
других примесей.
В табл. 1 приведены рассчитанные авторами теоретические
выходы жирных кислот и глицероля, которые можно получить
при расщеплении триглицеридов различных жиров и масел.
Как видно из данных табл. 1, теоретический выход жирных
кислот при расщеплении жиров и масел со средней молекуляр-
ной массой жирных кислот 270—282 составляет 95,52—95,70%
(колебания не превышают0,18%), а при расщеплении кокосового
и пальмоядерного масел с молекулярной массой жирных кислот
206—216—в пределах 94,21—94,46. При расщеплении рапсового
масла выход жирных кислот повышается до 96,05%.
12
Таблица 1
Жиры (масла) Молекуляр- ная масса жирных кис- лот обра- зующих три- глицериды Выход, % Расход реакцион- ной воды W, %
жирных кислот жк глице- роля Гл
Растительные масла Твердые
пальмовое 270 95,52 10,85 6,37
пальмоядерное ....... 216 94,46 13,41 7,87
кокосовое 206 94,21 14,02 8,29
Жидкие
арахисовое 281 95,69 10,44 6,13
подсолнечное 280 95,67 10,47 6,14
соевое 277 95,63 10,59 6,21
хлопковое . 276 95,61 10,64 6,24
рапсовое 308 96,05 9,56 5,61
рыжиковое 290 95,83 10,13 6,00
льняное 280 95,67 10,47 6,14
касторовое 296 95,90 9,94 5,84
Животные жиры
говяжий 274 95,57 10,70 6,27
бараний 273 95,56 10,74 6,30
свиной 274 95,57 10,70 6,27
КОНСКИЙ 1 274 95,57 10,70 6,27
костный 277 95,63 10,59 6,21
Гидрированные жиры Саломас
подсолнечный . 282 95,70 10,40 6,10
хлопковый 278 95,64 10,55 6,19
соевый 279 95,66 10,51 6,17
Выход глицероля подвержен большим колебаниям в зави-
симости от состава жирных кислот триглицеридов. Так, выход
глицероля при расщеплении большинства жиров и масел состав-
ляет 10,4—10,7%- При расщеплении кокосового и пальмоядерно-
го масел выход глицероля повышается до 13,41—14,02%, а при
расщеплении рапсового и касторового масел — снижается до
9,56—9,94%. Ввиду этого при расчете оборудования для обра-
ботки глицериновых вод необходимо учитывать жирнокислот-
ный состав триглицеридов расщепляемых жиров.
Фактический выход жирных кислот и глицероля обычно не
совпадает с теоретически рассчитанным, так как триглицеридам
сопутствуют различные примеси и свободные жирные кислоты,
которые, увеличивая выход жирных кислот, снижают выход
глицероля. Кроме того, расщепление почти никогда не ведется
на глубину 100%, и та часть глицероля, которая содержится в
13
триглицеридах, остающихся в расщепленном жире, теряется.
Чем выше глубина расщепления, тем больше выход глицероля.
На выход жирных кислот и глицероля также влияют потери
в производстве.
РАСЧЕТ ВЫХОДА ЖИРНЫХ КИСЛОТ И ГЛИЦЕРОЛЯ
ПРИ РАСЩЕПЛЕНИИ САЛОМАСА
Ниже приведен расчет выходов жирных кислот и глицероля
при расщеплении 1000 кг (G) технического подсолнечного сало-
маса, характеризующегося следующими показателями.
Число омыления Ч. о............................... 190
Кислотное число К- ч................................ 4
Содержание свободных жирных кислот К,, .........2%
Эфирное число Э. ч. — (Ч. о. — К.ч.) ...........186
Содержание жирных кислот в расщепляемом салома-
се Жк ...........................................95,7%
Расщепление ведут в автоклаве в два периода при давле-
нии 25 ат избыточных.
Глубину расщепления саломаса принимают следующую (по
анализу):
после первого периода Pi = 85%;
после второго периода Р2 = 95%.
Количество конденсата, подаваемого на второй период рас-
щепления (5а), равно 300 кг/т.
При расщеплении жиров в результате отщепления глицероля
масса (вес) жиров и жирных кислот снижается пропорциональ-
но количеству триглицеридов, подвергшихся гидролизу. Это
снижение зависит от глубины расщепления Р, начальной кис-
лотности жира Кн и теоретического выхода жирных кислот из
данного жира /Кщ Чтобы определить количество исходного жи-
ра, участвующего в реакции, находят переходный коэффициент
от расщепленного жира к исходному по уравнению
Р~Кп , Кн+100-Р
Жк г ЮО
(1-5)
Состав продуктов реакции рассчитывают отдельно для каж-
дого периода расщепления.
Первый период расщепления. При глубине расщепления по
анализу Р\ = 85%, при начальной кислотности Кн = 2 % и при
теоретическом выходе жирных кислот из подсолнечного салома-
са Жк = 95,7% переходный коэффициент будет
’ = 85~2 । 2 + 100 — 85 _ 1 озуз
р* 95,7 _ 100 ~ ’
14
Количество триглицеридов, вошедших в реакцию, будет
равно
ЖИ1 = G = 1000 - 85-~2 = 867,3 кг, (1-6)
Жк 95,7 ’ ’ v ’
Теоретический выход расщепленного жира после первого пе-
риода расщепления (без учета моно- и диглицеридов) составит
г _ О 'Р1 В том числе: = = 964 кг. (1-7) 1,0373 v
а) жирные кислоты ж Gpi - - КР1 - 100 “ б) триглицериды = _.100°- 8.5... =819,4 кг-, 1,0373-100
X, = = -“100(1М~85)- = 144,6
* КР1 • 100 1,0373-100
Теоретический выход глицероля рассчитывают на основании
эфирного числа жира Э и глицеринового коэффициента <р (<р =
= 0,0547) по следующему уравнению:
Г л = Э<р%.
Так, для нейтрального подсолнечного саломаса с эфирным
числом, равным числу омыления 3 = 4. о. = 190, теоретический
выход глицероля составит Гл = 190-0,0547 = 10,4% (в дальней-
шем изложении число омыления обозначено буквой О).
При неполном расщеплении жиров выход глицероля подсчи-
тывают по уравнению
Гл = (Э — Эр) ср %, (1-8)
где Э — Э. ч. исходного саломаса. Э = 186;
Эр — Э.ч. частично расщепленного жира.
Фактический выход глицероля несколько меньше рассчитан-
ного по уравнению (I—8) за счет образования моно- и диглице-
ридов. Снижение выходов глицероля при расщеплении саломаса
безреактивным методом по П. В. Науменко [25] характеризуется
следующими показателями:
Глубина расщепления жира Р, % 10J 20 30 40 50 60 70 80 90 95
Выход глицероля в % от теоре-
тически рассчитанного по глуби-
не расщепления п ........29,7 41,4 61,3 67.6 74,3 82,1 89,5 92,6 95,5 98
Выход глицероля с учетом образования моно- и диглицери-
дов подсчитывают по уравнению
Гл = (Э —Эр)<рц%,
15
или по массе (весу)
Гл = ЮОО —-—— ®п кг.
100 т
а)
Эфирное число расщепленного жира после первого пер э
находят из уравнения
q _ 0(100—PJ _ 190(100 — 85) _ 97 9 n V
Р‘ ~ КР1 • 100 1,0373 -100 ’ '
Выход глицероля за первый период расщепления
Гл. = G ЭР1_. ф п _ 1000 • 186~27>2_ 0,0547 • 0,94 = 81,7 /
100 100
В этом уравнении принято, что за счет образования моно
диглицеридов при глубине расщепления Р[ = 85% выход гли. Г
роля снижается на величину
П1 = 92,6 + 95,5 = 94% = 0,94
Количество глицероля, связанного в виде моно- и диглицери-
дов, после первого периода расщепления можно определить по
уравнению
Q __________________ О
Гл'ы = G (1 -nJ = 1000 • ...l^-27»2 X
100 '' 100
X 0,0547 (1 — 0,94) = 5,2 кг. (I-10)
Масса расщепленного жира после первого периода расщеп-
ления увеличивается по сравнению с рассчитанным по уравне-
нию (I—7) за счет содержания в нем моно- и диглицеридов на
величину
Р<(Ю0-Ю 5,2(100-58,7) „„
П =--------------= 2,2 кг.
1 100 100 '
Окончательный выход расщепленного жира после первого г
риода будет равен
G', = GK1 ГПг = 964 + 2,2 = 966,2 кг.
Второй период расщепления. Выход расщепленного жира
глицероля подсчитывают, пользуясь теми же уравнениями.
Количество триглицеридов, вошедших в реакцию во втор
периоде при глубине расщепления 7% = 95%, согласно урав ’
нию (1—6) составит
ЖЯг = G = Ю00 • = 971,8 кг.
Жк 95,7
Переходный коэффициент от расщепленного жира к исходно-
му согласно уравнению (I—5) будет
К = Р2~Кн Уп+ЮО-Ра = 95-2 2+ 100-95 = j Q42
Рз . Жк ' юо ' 95,7 ^100 ’ ’
95,7
16
Выход расщепленного жира после второго периода согласно
уравнению (I—7)
в
1000 „„„
----- = 960 кг.
1,042
том числе:
жирные кислоты
Ж GP*
/Лк2 кР2 юо
триглицериды
0(100 —Р2) .
' 7% • 100
Р2
Кислотность смеси будет
/ЛУг.1ОО
2 - %. -
б)
1000-95
------------- 912 кг.
1,042 - 100
1000(100 — 95) ,о
--------------= 48 кг.
1,042 100
^1122^950^
960
что соответствует заданию.
Эфирное число расщепленного жира после второго периода
согласно уравнению (1—9) будет
g _ 0(100 —Р2) _ 190(100—95) _ „ ,
₽2 ~ V ' 100 — 1,042-100 ~~ ’
Выход глицероля за оба периода расщепления жира соглас-
но уравнению (I—8а)
Гл = 1000 186"9J 0,0547 . 0,98 = 94,8 кг-
100 100 У
В том числе в течение второго периода расщепления
Гл2~Гл — Глг = 94,8 — 81,7= 13,1 кг.
В приведенном выше уравнении принято (согласно данным
на стр. 15), что при глубине расщепления Р2 =95% п2 =
= 98% = 0,98.
Количество глицероля, связанного в виде моно- и диглицери-
дов, после второго периода расщепления находят, как и в пре-
дыдущем случае, из уравнения (I—10)
Гл" = G Э~Эр* ?(1 —п2) = 1000 - 186~ 9--1 х
м 100 v 100
X 0,0547(1 —0,98) = 1,9 кг.
Масса (вес), расщепленного жира после второго периода рас-
щепления увеличится за счёт содержания в нем моно- и диглице-
ридов соответственно на 0,8 кг:
Г/' (100- IF) 1,9(100- 58,7) „
-—---------= _ — и о кг.
100 10°
Я2 =
2 Заказ 1236
535989
Теоретический выход расщепленного жира с учетом содер-
жания в нем моно- и диглицеридов
= GK2 + П2 = 960 4- 0 8 = 960,8 кг.
Выход глицероля к массе (весу) триглицеридов
Гл 100 94,8 100 п
------------= 9 ,Ь7%.
100 — 2
1000---------
100
74?
н Г 100 —К,
и----------------
100
Полученные данные, характеризующие теоретический выход
расщепленного жира и глицероля из 1000 кг саломаса, приведе-
ны в табл. 2.
Таблица 2
Показатели Жир
1 ИСХОДНЫЙ расщепленный
после первого периода после второго периода
Кислотное число ....... Эфирное число Выход расщепленного жира, кг В том числе: жирные кислоты триглицериды — моно- и ди- глицериды Выход глицероля, кг 4,0 186,0 20 980 170,0 27,2 966,2 819,4 146,8 81,7 190,0 9Д 960,8 912 48,8 13,1
РАСЧЕТ КОНЦЕНТРАЦИИ ГЛИЦЕРИНОВЫХ ВОД
Первая глицериновая вода. На первый период расщепления
жира поступает вторая глицериновая вода в количестве В Гг =
= 474,4 кг/т массы (веса) расщепляемого жира (расчет см.
ниже). В течение первого периода расщепления образуется кон-
денсат при подогреве жира и глицериновой воды до температу-
ры реакции в количестве
вк = 152 + 55 = 207 кг/т.
Количество конденсата, образующегося при компенсации
тепловых потерь автоклава в течение 4 ч на первом периоде рас-
щепления жира, составит
19 • 4 , „ ,
вк =------ - 19 кг/т.
4
Из них 5 кг конденсата образуется за счет расхода свежего-
пара и 14 кг — за счет конденсации острого пролетного, пара.,,
подаваемого в автоклав.
18
Согласно приведенным выше данным, в течение первого пе-
риода расщепления жира выделяется Г лх =81,7 кг глицероля.
На образование глицероля расход реакционной воды по уравне-
нию (I—4) составляет 58,7% от массы (веса) глицероля, или
81,7-58,7
К, = —-------— = 47,9 кг.
1 100
Количество первой глицериновой воды
ВТ1 — ВГ2 % вк + вк ГлА — 11% = 474,4 -|- 207 -|- 19 4~
+ 81,7 — 47,9 = 734,2 кг. (1-11)
Концентрация первой глицериновой воды при выходе из ав-
токлава
При температуре 225° С в расщепленном жире растворяется
примерно 10% воды
вж = G'k2 0,-1 = 960,8.0,1 = 96 кг.
Количество первой глицериновой воды, удаляемой из авто-
клава, равно
В'Г1 = ВГ1 — зж = 734,2 — 96 = 638,2 кг.
Вторая глицериновая вода. На второй период расщепления
жира подается свежий конденсат в количестве Ва = 300 кг/т.
Кроме того, при подогреве реагентов перед вторым периодом
расщепления жира по данным, приведенным в табл. 6, образу-
ется конденсат в количестве
вК1 = 46 % 97 4- 14 = 157 кг/т.
Количество конденсата, образующегося в процессе компенса-
ции тепловых потерь при работе автоклава в течение 2,5 ч, на
втором периоде расщепления жира
19-2,5
вК2 =----— = 12 кг/tn.
4
Из них 2 кг конденсата получают за счет расхода свежего
пара и 10 кг — за счет конденсации острого пролетного пара.
В течение второго периода образуется глицероль в количест-
ве Г л2 =13,1 кг.
Количество реакционной воды, расходуемой на образование
глицероля, исходя из уравнения (I—4):
=, 13’* ' 58’7 . = 7.7 кг.
2 100
2*
19
Количество второй глицериновой воды
Вг. = Ва + вК1 + бд 4-Гл2 — Ж, = 300 % 157 +12-4-
+ 13,1 — 7,7 = 474,4 кг.
Воду, растворенную в жире, в расчет не принимают, так как
это количество ее компенсируется глицериновой водой, остав-
шейся в жире после первого периода расщепления.
Концентрацию второй глицериновой воды определяют сле-
дующим образом. С расщепленным жиром уносится на второй
период расщепления первая глицериновая вода в количестве
= 96 кг/т, концентрацией yt = 12,9%. Количество уносимого
глицероля
Гли = = 12,9-'--6 =12,4 кг/т.
у 100 100
Общее количество глицероля во второй глицериновой воде
Глв = Гл2 + ГЛу = 13,1 + 12,4 = 25,5 кг/т.
Концентрация глицероля во второй глицериновой воде
Гл„ 100 25,5 • 100 . Сп/
^ = ++V=-SXTS='4'5%-
Примерный баланс продуктов реакции, при безреактивном
расщеплении 1000 кг саломаса (расчетные данные) сведен в
табл. 3.
Баланс продуктов реакции расщепления жиров, приведен-
ный в табл. 3, имеет некоторые условности. Жирные кислоты
при выдавливании из автоклава могут увлечь в виде .эмульсии
несколько больше глицериновой воды, чем принято в расчете.
Эта вода удаляется вместе с глйцеролем при промывке жирных
кислот в отстойниках. Первая глицериновая вода в свою очередь
может увлечь некоторое количество жира. Этот жир отделяют в
жироловушке и возвращают в процесс. Однако эти детали не
меняют методики расчета и не влияют на конечные результаты.
Фактический выход жирных кислот несколько ниже теорети-
ческого. Некоторое количество кислот удерживается первой
глицериновой водой при удалении ее из автоклава. При после-
дующей обработке жирные кислоты (кроме водорастворимых)
извлекают почти полностью. Эти возвратные отходы составляют
0,3—0,5% от массы (веса) расщепляемого жира. Принято для
расчетов в = 0,4% = 4 кг/т.
При последующей обработке глицериновой воды (перед вы-
париванием) известковым молоком жирные кислоты образуют
кальциевые мыла по уравнению
2RCOOH % СаО = (RCOO)2 Са % Н2О.
2-228 56 494 18
20
Таблица 3
Поступило на расщепление Количест- во , кг Получено продуктов расщепления Количест- во, кг
Первый период расщепления
Исходный жир (G) Вторая глицериновая вод? (Вг2) Конденсат, образовавшийся в течение первого периода рас- щепления (вк + вк ) ... 1000 474,4 226 Расщепленный жир (GK ) . . . В том числе: жирные кислоты триглицериды + моно- и диглицериды (Ж\+ Первая глицериновая вода, удаляемая из автоклава В том числе глицероль (Гл) Глицериновая вода, растворен- ная в жире (вж) .966,gj 819^) 146,8 638,2 94,8/ 96
Всего ... 1700,4 Всего . . . 1700,4
Второй период расщепления
Частично расщепленный жир после первого периода (GK ) Свежий конденсат, добавляемый в автоклав (Ва) Конденсат, образовавшийся в течение второго периода рас- щепления (вК1+ вк ) ... Глицериновая вода, растворен- ная в жире (еж) 966,2 300 169 96 Расщепленный жир (GK) . . В том числе: жирные кислоты(Жк,) . - триглицериды -J- моно- и диглицериды (ЖН2+П2) Вторая глицериновая вода (Вг2) В том числе глицероль (Гл2) Глицериновая вода, растворен- ная в жире (еж) 960,8 912 48,8 474,4 13,1 96
Всего ... 1531,2 Всего . . . 1531,2
Если принять, что в раствор переходят 'преимущественно бо-
лее низкомолекулярные жирные кислоты с условной молекуляр-
ной массой 228, а избыток активной извести составляет 3% от
теоретического, то расход окиси кальция на каждую тонну рас-
щепляемого жира будет равен
„ 4-56-1,03 n
СаО = ---------— = 0,50 кг.
2-228
21
Расход продажной извести ,при содержании 67% активной
окиси кальция будет
,, 0,50 _ q
И„ = —— 0,8 кг т
п 0,67
или расход известкового молока с концентрацией окиси каль-
ция 60%
Иа = = 0,83 кг/т.
м 0,60
При обработке глицериновой воды известковым молоком об-
разуется 4,3 кг кальциевого мыла, которое передают в мылова-
ренный цех.
Безвозвратные потери жиров 6 при автоклавном безреактив-
ном расщеплении жиров за счет термического разложения их и
потерь летучих кислот, уносимых с пролетным паром, и водо-
растворимых кислот составляют примерно 0,3—0,5%. Принято
для расчетов 6 = 0,4% =4 кг/т.
Количество расщепленного жира, выгружаемого из автокла-
ва после второго периода расщепления, с учетом безвозвратных
потерь (6) и наличия моно- и диглицеридов составляет
Gp = — (в + 6) = 960,8 — (4% 4) = 952,8 кг.
Если расщепленный саломас направляют на варку мыла, то
при доомылении оставшихся в нем триглицеридов потери сырья
дополнительно при отщеплении глицероля составляют
^„(ОО-Ж.) ,8(100 - 95.7) р g = 2 9 (].13)
100 2 100 ’ v
Следовательно, выход жирных кислот при использовании рас-
щепленного жира для мыловарения составит
GM = Gp — 6'+в = 952,8 — 2,9 + 4 = 953,9 кг, или 95,39%. (1-14)
В заводской практике при пересчете нейтральных жиров в
жирные кислоты обычно пользуются единым переводным коэф-
фициентом для всех жиров 0,95, кроме группы кокосового масла.
Излишек жирных кислот 0,3—0,4% от массы (веса) их компен-
сирует более высокие потери жиров, имеющие место на мылова-
ренных заводах, по сравнению с действующими нормами.
РАСЧЕТ ВЫХОДА ГЛИЦЕРИНА
В процессе расщепления жиров и обработки глицериновых
вод часть глицероля теряется. По практическим данным жиропе-
рерабатывающих заводов, потери глицероля составляют
(табл. 4).
22
Таблица 4
Источники потерь глицероля Потери глицероля, %
к общему содер- жанию его в три- глицеридах к сумме потерь
Унос с жирными кислотами .... 2,5 50
Упаривание глицериновых вод . . . 2,0 40
Прочие неучтенные потери 0,5 10
Всего ... 5 100
За вычетом потерь выход глицероля составит
Глт = Гл 0,95 = 94,8 • 0,95 = 90 кг, или 9%. (1-15)
На производстве выход глицероля учитывают в пересчете на
технический глицерин сапонификат. По действующему ГОСТу в
сапонификате содержится 86% глицероля. Выход относят к ко-
личеству триглицеридов, содержащихся в исходном жире.
Произведя соответствующие расчеты, находят возможный вы-
ход глицерина сапонификата при расщеплении саломаса в про-
центах к массе триглицеридов (за вычетом 5% потерь):
Г = Глк • 0,95 = 9,67 • 0,95 = }Q ? . (j. 16)
с 0,86 0,86 v
То же, в процентах к массе (весу) расщепленного жира:
Г'с = 2^4 = = 10,5% .
0,86 0,86
РАСЧЕТ РАСХОДА ВОДЫ
В расщепительно-глицериновом цехе с автоклавным методом
расщепления осуществляется замкнутый цикл использования
конденсата.
Согласно приведенным данным расход свежего конденсата
Ва, вводимого на второй период расщепления, на каждую тонну
расщепляемых жиров составляет 300’ кг.
Такое количество конденсата можно получить при конденса-
ции пролетного пара, подаваемого в автоклав в процессе рас-
щепления жира, и при конденсации вторичного пара, образую-
щегося в понизителе давления, при прохождени через него
жирных кислот.
По расчетным данным, в процессе расщепления жира в авто-
клав поступает 250 кг/т пролетного пара. Из этого количества
при компенсации тепловых потерь конденсируется пара
14 4-10 = 24 кг.
23
Остальной пар проходит через понизитель, а затем поступа-
ет в змеевик аппарата для предварительного упаривания первой
глицериновой воды.
Если принять коэффициент использования пролетного пара
равным 95%, то конденсата образуется
Ва1 = (250 — 24) 0,95 = 215 кг.
Кроме того, при конденсации вторичного пара, образующего-
ся в понизителе давления во время прохождения жирных кис-
лот, будет получено конденсата
Ва2 = вж • 0,95 = 96 • 0,95 = 90 кг.
После промывки жирные кислоты удерживают примерно
0,5% влаги:
Bas = 0,005 = 960,8-0,005 = 5 кг.
Отсюда количество конденсата, получаемого в цехе:
Ва = Ва1 ф Ва2 — Ваз = 215 + 90 — 5 = 300 кг/т.
При отклонениях в режиме работы автоклавов баланс кон-
денсата в расщепительном цехе может измениться, поэтому на
заводе устанавливают запасной бак для конденсата, через ко-
торый принимают конденсат, поступающий из других цехов, или
сбрасывают излишний.
Полученные расчетные данные позволяют рассчитать грузо-
оборот расщепительного цеха. Грузооборот расщепительного це-
ха производительностью 30 т саломаса в сутки приведен в
табл. 5.
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА
Для подогрева жиров и конденсата перед расщеплением и
для барботирования в процессе расщепления обычно применяют
острый, слегка перегретый (примерно на 10° С) водяной пар дав-
лением 25 ат избыточных.
По теплотехническим таблицам температура водяного пара
при таком давлении /п = 225 -4- 227° С, теплота парообразования
г = 438 ккал /кг и теплоемкость сп = 0,76 ккал/ (кг- град).
Полезная теплоотдача такого пара при нагревании жиров и
воды до температуры реакции Д = 225°С будет
I — г ф.сп • 10 = 438 ф (0,76 - 10) = 446 ккал/кг.
Теплоемкость саломаса, необходимую для тепловых расче-
тов, принимают по литературным данным [24].
Теплоемкость глицериновой воды различной концентрации
приведена в приложении 14.
Для расчетов принимают мощность расщепительного цеха
(G), равную 30 т/сутки. Расщепление ведут в автоклавах полной
)
1 Принято в расчет 312 рабочих дней в году.
24
25
Таблица 6
Статья расхода Длитель- ность на- грева, мин Расход пара, кг
на 1 т tbiporo жира на один аппарат в течение часа общий расход в сутки
I. Пар давлением 25 ат избыточных
Подогрев острым паром жира перед первым пе-
риодом расщепления от tH = 125° С до
= 225° С. Теплоемкость жира в данном тем-
пературном интервале с =0,65 ккал/(кг-град)
1030-0,65 (225—125)
446
Подогрев острым паром глицериновой воды в авто-
клаве в процессе первого периода расщепления
от /н = 175° С до
ккал/(кг-град)
474,4-1,04 (225—175)
+ = 225° С. сг=1,04
446
Подогрев острым паром
жира перед вторым периодом расщепления от
/н = 195° С до 1к = 225° С. Выход расщепленно-
го жира = 966,2. Теплоемкость его в дан-
ном температурном интервале с = 0,7
ккал/(кг град')
(966,2+ 12)• 0,7 (225 — 195)
частично расщепленного
446 ‘ ' ' '
В этом расчете принято, что из 30 кг возврата
60% или 18 кг отгоняется во время первого
периода расщепления и 12 кг переходит на
второй
Подогрев острым паром, 300 кг/т конденсата пе-
-ред вторым периодом расщепления от
до + = 225° С. ~
ккал/(кг-град)
300-1,11 (225—95)
н = 95° С
Теплоемкость воды св = 1,11
446
Пролетный пар на
(по практическим данным действующих заводов)
в автоклавах рабочей емкостью 4 т жиров сос-
тавляет 200 кг/ч. При кипячении в течение 5 ч
(из них 3 ч на первый и 2 ч на второй период)
200-5
4 ......................................
кипячение реакционной массы
26
Продолжение табл. 6
Статья расхода
Расход пара, кг
Компенсация тепловых потерь автоклава. Полная
поверхность теплоизлучения автоклава по его
изоляции f = 33 м2; температура = 45° С,
температура воздуха С = 20° С. Коэффициент
теплоотдачи а = 10 ккалПрл2-ч-град), Тепловые
10-(45—20)-33
потери автоклава ---------------- = 19 кг/ч.
Тепловые потери компенсируются во время по-
догрева жиров и воды дополнительным расходом
пара, в остальное время — за счет пролетного
пара. Расход.пара на компенсацию потерь в те-
чение 1,5 ч
19-1,5
4 ......................................
Суммарный расход пара высокого давления на
расщепление жиров..............................
II. Пар давлением 3 ат избыточных
Подогрев острым паром конденсата, подаваемого
на второй период расщепления в количестве
300 кг/т, от /н = 65° С до tK = 95° С. Полезная
теплоотдача пара 530 ккал/кг
300 (95—65)
Подогрев острым паром конденсата для промывки
жирных кислот в количестве 100 кг)т от /н =
= 65° С до 1к= 100° С
100(100-65)
530 ..............................
Тепло, теряемое аппаратурой и паропроводами
в окружающее пространство, составляет 15% от
суммарного расхода ...........................
Всего расход пара давлением 3 ат избыточных
Суммарный расход пара высокого и низкого дав-
ления ........................................
7 19 210
605 — 18150
17
6
4
27
632
136
510
48 180
— НО
— 800
18950
27
емкостью 10 м3, рабочей загрузкой жира 4 т и 120 кг возврат-
Расход лара на технологические нужды цеха безреактивного
расщепления жиров в автоклавах (мощностью 30 т]сутки\, рас-
ного уноса его.
Рис. 2. Автоклав для безреактивно-
го расщепления жиров-
1 — корпус; 2 — барботер; 3 и За —
трубы для удаления жирных кислот и гли-
считанный по статьям расхода,
приведен в табл. 6.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Автоклав (рис. 2) предназ-
начен для проведения процес-
са расщепления жиров водой
под давлением 23—25 ат избы-
точных. Он представляет собой
сварной цилиндрический аппа-
рат вертикальной конструкции
со сферическим дном и крыш-
кой, изготовленный из кислото-
упорной стали марки 1Х18Н9Т.
Автоклав снабжен двумя тру-
бами для выдавливания из не-
го массы глицериновой воды и
расщепленного жира. Одна
труба достигает дна автоклава
и служит для удаления первой
глицериновой воды, другая,
находящаяся на некотором
расстоянии от дна,— для вы-
давливания расщепленного
жира после второго периода
расщепления.
В автоклаве имеется барбо-
тер для острого пара, люк и
комплект контрольно-измери-
тельных приборов и запорной
арматуры. Рабочую емкость
аппарата рассчитывают на за-
грузку (АГ) 4 т жира.
Полный объем автоклава
определяют по первому перио-
ду расщепления жира, по-
скольку загрузка его в этот
церина; 4 — люк. ПерИОД ббЛЬШаЯ.
На первый период расщеп-
ления в автоклав загружают (АГ) 4000 кг исходного жира. Кро-
ме того, к исходному жиру добавляют унос, составляющий около
3% от массы (веса) жира, загруженного в автоклав.
28
Общее количество жира на одну загрузку
Л4 = 1 ,ОЗЛ4' = 1,03 • 4000 = 4120 кг.
Объем, занимаемый жиром:
ух = Л4:р = 4120: 778'= 5,3 л», .
где р — плотность жира при 225° С; р = 778 кг/м?.
Количество второй глицериновой воды, остающейся в авто-
клаве при загрузке в него 4 т жира:
Вгг = 474,4 • 4^ 1900 кг,
где 474,4 — количество второй глицериновой воды, остающейся
при расщеплении 1 т жира (см. табл. 3).
Количество конденсата, образующегося в течение первого пе-
риода расщепления (согласно табл. 3), в' + в" = 226 кг/т ис-
ходного жира, отсюда
вк = 226 • 4 = 904 кг.
Растворяется в жире (по данным табл. 3) воды вж = 96 кг/т,
или
вж = 96 • 4 = 384 кг.
Количество свободной воды, находящейся в автоклаве во вре-
мя первого периода расщепления (за исключением растворенной
в жире):
В = Вг'2 + вк — вж = 1900 + 904 — 384 = 2420 кг.
Плотность воды при 225° С составляет рв = 830 кг/м?.
Объем, занимаемый водой:
1Д = В : рв = 2420 : 830 = 2,9 ж«.
Суммарный объем, занимаемый жиром и водой:
V = уж + ув = 5,3 2,9 = 8,2 ж3.
Размеры типового автоклава следующие: диаметр D = 1,6 м,
полная высота Н = 5 м, полная емкость Vc = 10 ж3.
При этих размерах коэффициент заполнения автоклава будет
что допустимо.
Наши заводы выпускают также автоклавы полной емкостью
9,2 ж3 (D = 1,54 ж, Н = 5,0 ж).
Для этих автоклавов при коэффициенте заполнения ср = 0,82
загрузка по жиру составляет соответственно 3,7 т. По действую-
щим технологическим инструкциям, режим работы автоклава
периодического действия слагается из следующих операций
(табл. 7).
29
Таблица 7
Продолжительность операции,
мин
Операция
первый второй
период
период
общая
Подача сырья (жира и глицерино-
вой воды) .....................
Нагревание до 225° С...........
Кипячение .....................
Отстаивание ...................
Выдавливание...................
15
45
180
15
30
5
25
120
15
30
70
300
30
60
Итого ... 285 195 480
Период оборота автоклава Z = 8 ч.
Производительность одного автоклава составляет
г М'-24 4-24 1О ,
Ga = —-— = —-— = 12 т/сутки.
Количество автоклавов, необходимое для расщепления G =
= 30 т жиров в сутки:
п = = 2,5 — 3 аппарата.
Ga 12
Полная суточная мощность цеха по автоклавам
G = Ga . 3 = 12 • 3 = 36 т.
П d
При установке автоклавов (полной емкостью 9,2 м3, рабочей
загрузкой по жирам 3,7 т их производительность составит
11,1 т! сутки.
Для цеха мощностью G ;30 т жиров в сутки потребуется
, 30 п „ „
п =------— 2,7 = 3 автоклава.
11,1
Полная мощность цеха по автоклавам Gn = 33,3 т]сутк.и.
Ведущее оборудование расщепительного цеха позволяет раз-
вить мощность 33—36 т жиров в сутки, поэтому вспомогательное
оборудование должно быть рассчитано таким образом, чтобы
можно было при необходимости использовать всю мощность
цеха.
На рис. 3 приведен почасовой график работы расщепительно-
го цеха, в котором установлены три автоклава. Он позволяет
выявить наибольший расход пара и нагрузку на вспомогатель-
ное оборудование.
30
Рис. 3. Суточный график работы автоклавов для безреактивного расщепления жиров.
зт
Теплообменник предназначен для подогрева саломаса,
направляемого в мерник, установленный перед автоклавами, за
счет физического тепла смеси жирных кислот и глицериновой
воды.
Наиболее целесообразным является теплообменник типа
«труба в трубе», который прост в изготовлении, удобен в эк-
сплуатации, обеспечивает интенсивный теплообмен, создает наи-
более благоприятную для теплообмена схему движения рабо-
чих сред — противоток — и пригоден для охлаждения жирных
кислот и глицериновой воды под давлением 25 ат избыточных.
Учитывая давление в системе, жирные кислоты и глицерино-
вую воду целесообразно пропускать по внутренним трубам, а
саломас — по кольцевому пространству теплообменника. Разме-
ры труб можно принять: внутренняя труба dB/dH = 57/83 мм; на-
ружная DB/DH = 119/127 мм.
После второго периода расщепления в теплообменник в те-
чение т = 30 мин из автоклава поступает:
расщепленный жир в количестве
G' = Gp • 4 = 952,8 • 4 = 3811 кг;
растворенная в жире глицериновая вода в количестве вж =
= 384 кг.
В кольцевое пространство противотоком поступает жир, на-
правляемый на расщепление, в количестве 44 = 4120 кг.
Температура расщепленного жира и содержащейся в нем
глицериновой воды:
на входе в теплообменник /н = 220°С,
на выходе из теплообменника /К=165°С.
Температура саломаса на входе в теплообменник = 65° С.
При этих условиях теплоемкость отдельных компонентов ха
р актер иву ется следующими показателями, ккал](кг • град):
0,65
0,56
1,0
Приравнивая приход и расход тепла и учитывая хорошую
изоляцию, находят количество передаваемого тепла
Q = (G; ск + вжсв) (4 — 4) = Mcctx = (3811. 0,65 + 384 1) X
Х(220— 165) =4120 • 0,56^ = 157360 ккал.
Откуда повышение температуры саломаса:
Мсс 4120-0,56
Конечная температура саломаса на выходе из теплообмен-
ника:
Жирные кислоты ск
Саломас сс ....
Глицериновая вода с.
t.2 = h + tx = 65 + 68 = 133° C.
32
Скорость движения жирных кислот и глицериновой воды во
внутренней трубе теплообменника:
Gp + +к 3811 384
Р Pi 780 + 876 . ,Q ,
w — — --------------=1,18 м, сек.
т • 60/в 30 • 60 • 0,00255
где fB — площадь сечения внутренней трубы.
При диаметре = 57 мм площадь сечения внутренней трубы
будет
= 0,785 • 0,0572 = 0,00255 м2.
Скорость движения саломаса в кольцевом пространстве меж-
ду внутренней и наружной трубами:
______М________ 4120
w2~ f =---------------------------------- = 0,46 м/сек,
T-6°PC(JH — /в) 30-60-864(0,0111 —0,0054)
где /н — площадь сечения наружной трубы по ее внутреннему
диаметру; fH = 0,785 - 0,1192 = 0,0111 м2;
fB — площадь сечения внутренней трубы по ее наружному
диаметру; " ' ' ’
рс •— плотность
65 + 133
~ 2
f* = 0,785 • 0,083 м2 = 0,0054 м2;
/о
саломаса ;при средней температуре -—-—
= 99° С; рс = 864 кг/м3;
Pi — плотность глицериновой воды при температуре
220-1- 165 lr,ooz-, огуг. . о
——= 192°С; рг = 876 кг/м3.
Поверхность теплопередачи теплообменника находят из из-
вестного уравнения
F = —— = —157 360-- = 22,0 м2
тШСр 0,5 • 150 • 94
где k — коэффициент теплопередачи. Для данных условий
принимается k = 150 ккал/(м2 - ч•град). Метод рас-
чета k приведен ниже (стр. 70—76);
Д/ср— средняя разность температур; AfCp определяют как
среднюю арифметическую:
А^ = (н — /2 = 220— 133 = 87 град;
А(2 = = 165 — 65 = 100 град;
.. 87+ 100 п,
Аг-р = —------= 94 град.
Понизитель'давления. Аппарат предназначен для пониже-
ния давления жирных кислот и глицериновой воды и для отде-
ления от жидкости вторичного пара, образовавшегося вследствие
3 Заказ 123® 33
снижения давления в системе.
25 ат избыточных, на выходе
Рис. 4. Понизитель давления:
1 — штуцер для выпуска смеси жирных
кислот и глицериновой воды; 2 — сопло
диаметром 14 мм; 3, 4 — лабиринты; 5 —
сепаратор для пара; 6 — штуцер для вы-
пуска пара; 7 — штуцер для слива гли-
цериновой воды и жирных кислот; 8 — кол-
пачок для создания гидравлического за-
твора.
Давление в аппарате на входе
1,2 ат.
Понизитель давления
(рис. 4) представляет собой
вертикальный цилиндр со сфе-
рической крышкой и днищем.
Внутри аппарата размещены:
сопло диаметром 14 мм, по ко-
торому поступает глицерино-
вая вода и жирные кислоты,
специальные расширители и
зонты для сепарации вторич-
ного пара.
Для отвода отсепарировап-
ной жидкости внутри аппарата
к нижней части его приварена
труба высотой 350 мм, которая
закрыта специальным колпач-
} ком, вследствие чего создается
гидравлический затвор, пре-
пятствующий выходу пара вме-
сте с глицериновой водой и
жирными кислотами.
Аппарат изготовлен из алю-
миния или кислотостойкой
стали, снабжен предохрани-
тельным клапаном, маномет-
ром и трубой для отвода вто-
ричного пара.
Расчет понизителя давле-
ния сводится к определению
объема и размеров его.
Для получения достаточно
чистого вторичного пара при
выборе размеров понизителя
давления следует исходить из
того, что его удельная нагруз-
ка должна составлять около
1000 м3 сепарированного пара
в час на 1 м3 его рабочего
объема.
Рабочий объем понизителя
определяют по формуле
V м»,
ш ’
где D — количество вторичного пара, образующегося в понизи-
теле давления в течение 1 ч. Принимают, что в расщеп-
34
ленном жире после выхода его из понизителя давления
остается 0,5 % влаги, или g = G'^ -0,005 = 3811 •
• 0,005 = 19 кг.
Тогда количество вторичного пара, образующегося в понизи-
теле давления, будет
D' = вж — g = 384 — 19 = 365 кг.
Часовая нагрузка на понизитель давления составляет
D = D': т = 365 : 0,5 = 730 кг/ч.
Уа — удельный объем пара при давлении 1,2 ат избыточных;
Ка = 1,45 м3/кг;
о>—допустимое объемное паронапряжение парового прост-
ранства аппарата ю = 800—1000 м3/(м3-ч) [30]. Прини-
мается для расчета понизителя давления ® =
= 1000 м3/(м3-ч).
Подставляя найденные значения, получают рабочий объем по-
низителя давления
v 730-1,45 , п, „
V =--------— = 1,04 Л13.
1000
При диаметре аппарата d = 1,1 м, его рабочая высота долж-
на быть
и Т I-04 1 1
—---------—-----------— 1,1
0,785 • d2 0,785-1,1*
Высоту гидравлического затвора h, по практическим данным,
принимают равной 0,35 м. Полная высота понизителя давления
Н = Hi + h = 1,1 + 0,35 = 1,45 м.
Полный объем понизителя давления Ус = 1,4 м3. Конечную
температуру жирных кислот за понизителем давления определя-
ют по тепловому балансу.
Приход тепла в понизителе давления
1. Тепло, вносимое жирными кислотами и глицериновой во-
дой (после теплообменника):
Q = (G;св + в>в) = (3811 - 0,61 +384 • 1) • 165 = 446700 ккал,
где св— теплоемкость жирных кислот; св = 0,61 ккал/ (кг • град).
Расход тепла в понизителе давления
1. Тепло, уносимое образующимся водяным паром при степе-
ни сухости его х = 0,9, составит
ft = D'xi + D'(\ —х) 1Ъ = 365 0,9.641 + 365 (1 —
— 0,9) • 102 = 214 300 ккал, .
3*
35-
где i — теплосодержание водяного пара; i = 641 ккал/кг-,
iB —теплосодержание воды; 4 = 102 ккал/кг.
Тепло, уносимое жирными кислотами :
q.2 = (G'pc'+gcB)tx = (3811 • 0,55 + 19-1) tx ккал,
где — температура жирных кислот;
с' — теплоемкость жирных кислот при этих условиях; с1 =
= 0,55 ккал/(кг • град).
Приравнивая приход и расход тепла в понизителе давления,
находят
Q —71 = q2 или 446 700 — 214 300 = (3811 • 0,55+ 19 • 1)4.
Произведя соответствующие вычисления, находят
4 = 109° С.
Поверхностный конденсатор предназначен для конденсации
водяных паров, отходящих из понизителя давления. Охлаждаю-
щим агентом является вода.
Конденсатор кожухотрубный, одноходовой, вертикальной кон-
струкции с плавающей головкой открытого типа, в котором .верх-
няя трубная решетка не соединена с кожухом и может свободно
перемещаться вдоль оси. Поток паров движется параллельно по
всем трубам, а вода — противотоком в межтрубном простран-
стве.
Ввод пара осуществляется через штуцер, находящийся в цен-
тре верхней крышки, а отвод конденсата — через нижний шту-
цер. Вода подводится к боковому штуцеру, расположенному вы-
ше нижней трубной решетки, и отводится через верхний боковой
штуцер.
Кожух выполнен из углеродистой стали, а трубы — из кисло-
тостойкой стали.
Согласно приведенным выше расчетам (см. расчет понизите-
ля давления) в конденсатор в течение 30 мин поступает . D' =
= 365 кг водяного пара с теплосодержанием q\ = 214300 ккал.
В конденсаторе водяной пар охлаждается до 4 = 60° С и конден-
сируется. Начальная и конечная температура воды 4.н = 20° С,
4.к = 40°С.
Тепловая нагрузка на конденсатор
Q = ?1 — 0'4 = 214300 — 365- 60= 192 400 ккал.
Расход охлаждающей воды в период конденсации и охлаж-
дения
W' = . Q , = —2 400 = 96 00 л = 9,6 ms или W = 19,2 м'Чч.
4.к~ 4.н 40 — 20
Конденсатор, как и понизитель давления, работает в течение
т = 0,5 ч за каждый цикл. Следовательно, часовая . нагрузка на
конденсатор будет —
= Q : т = 192 400 : 0,5 = 384 80+ккал/ч.
36
Поверхность конденсатора находят по известному уравнению
Qi
/с .АД-’)
384 800
300 • 51
= 25 М2,
где k — коэффициент теплопередачи; для небольших скоростей
движения пара и воды, может быть принят k =
= 300 ккал/(м2-ч-град) (см. приложение 18);
А^ср—средняя разность температур:
102е------->60°
40° <20°
Разность 62° 40°
(где 102° С — температура пара на входе в конденсатор),
откуда
Л/ср = 62 40 = 51 град.
Принимая для трубного пространства кислотостойкие трубы
da/ds ~ 32/37 мм и линейную скорость движения пара w —
— 1,8 м/сек, находят число труб:
Оо 730-1,45 оп.
п =----------г,— =----------------------= 204 шт.,
3600-0,785;.//3600 0,785 - 0,0322 • 1 8
где v — удельный объем -водяного пара при р = 1,2 ат избыточ-
ных; v = 1,45 м^/кг.
Высота труб конденсатора
, Fa 25-1,2' , г
h =--------=-----------------= 1,5 м,
ndsn 3,14 - 0,032 - 204
где а — коэффициент запаса; обычно принимают а = 1,2.
Внутренний диаметр конденсатора при линейной скорости
движения воды в межтрубном пространстве Wj = 0,02 м/сек мож-
но определить из площади сечения конденсатора
f = —------Ь 0,785d2 п = —------h 0,785 -0,03 72- 204=0,46 м2.
1 3600^ н- 3600 • 0,02
Откуда диаметр конденсатора равен 0,76 м.
Отстойник-промыватель для жирных кислот (рис. 5). Отстой-
ник-промыватель предназначен для промывки жирных кислот
от остатков глицерина. Когда по каким-либо причинам в авто-
клаве образуется стойкая, трудно расслаивающаяся водно-жиро-
вая эмульсия, отстойник-промыватель используют также для от-
деления второй глицериновой -воды.
Отстойник-промыватель представляет собой сварцой цилинд-
рический с коническим дном аппарат, снабженный турбинной
мешалкой и змеевиком для глухого пара. Корпус аппарата, ме-
шалка и змеевик изготовлены из кислотостойкой стали. Рабочую
37
емкость аппарата рассчитывают на прием жира из трех автокла-
вов.
Количество расщепленного жира, поступающего из одного
автоклава, после второго периода составляет Gp = 3811 кг. Тем-
пература жира после понизителя давления tx = 109° С. Плотность
жира при данной температуре р = 850 кг/м3.
Объем, занимаемый жиром
„ 3811
* ж
— 4 5 м3. 1
850
Для промывки применяют конденсат в количестве около 10%
01 массы (веса) жирных кислот V = 0,4 т = 0,4 м3. Для прием-
Рис. 5. Отстойник-лромыватель для жирных кислот:
1 — корпус; 2 — мешалка; 3 — змеевик глухого пара; 4 — редуктор
привода.
ки и промывки жиров, поступающих из трех автоклавов, полез-
ный объем отстойника-промывателя должен быть
1Д = (4,5 + 0,4) • 3 = 14,7 ж3.
При коэффициенте заполнения <р = 0,8 полная емкость от-
стойника-промывателя
V = -Ки. = = 18,5 м3.
<р 0,8
По нормалям гипрожира принимается отстойник со следую-
щими размерами: D = 3,0 м, Нп = 2,5 м, hK = 0,5 м. Полный
38
объем (Vn) равен 19 .и3. Режим работы отстойника-промывателя
слагается из следующих операций:
Операции
Продолжительность
операции Z, мин
Заполнение (за 3 приема согласно графи-
ку, см. рис. 3)............................ 390
Промывка.................................. 60
Отстаивание после промывки ................ 120
Спуск промывных вод......................... 30
Перекачка жирных кислот..................... 60
Всего
660 мин = 11 ч
Производительность одного аппарата в пересчете на исходный
жир
„ М'З -24 4-3-24
Z 11
Количество отстойников-промывателей, которое потребуется
для переработки 30 т жиров в сутки:
п = 30 : 26 = 1,1 ^2 аппарата.
Как видно, два аппарата могут обеспечить нагрузку в 36 т
расщепляемых жиров в сутки.
Если в автоклаве образуется стойкая эмульсия, то отстойник-
промыватель работает по другому режиму.
В один отстойник загружают содержимое не трех, а только
двух автоклавов.
При этом в отстойник поступит:
1) расщепленный жир в количестве G? -2 = 3811 -2 = 7622 кг;
объем его Кж = 7622 : 850 = 9 м3;
2) вторая глицериновая вода в количестве
VB = ВГ2 • 4 • 2 = 474,4 - 4.2 = 3800 кг = 3,8 м3.
Реакционная масса займет объем
Им = Иж + Кв = 9+ 3,8 = 12,8 ;и3.
Режим работы отстойника-промывателя следующий:
Операции Продолжительность, мин
Заполнение (за два приема)............... 270
Обработка, отстаивание и спуск второй
глицериновой воды...................... 180
Промывка................................... 60
Отстаивание после промывки............... 120
Спуск промывных вод...............' 30
Откачка расщепленного жира................. 60
Всего . 720 = т = 12 ч
39
Производительность одного аппарата
п’ 4-2-24 1с
Ga =---------------------------= 16 т.
12,0
Количество потребных отстойников п' = 30 : 16 = 1,9 — 2 ап-
napaja.
Таким образом, два отстойника-промывателя справляются с
работой расщепительного цеха и при неблагоприятном режиме.
Нейтрализатор. Жирные кислоты, остающиеся в глицерино-
вой воде, нейтрализуют известковым молоком при температу-
ре 80° С.
Аппарат стальной вертикальной конструкции с плоскими дном
и крышкой. Нейтрализатор внутри футерован кислотостойкими
плитками и снабжен барботером, предназначенным для переме-
шивания сжатым воздухом и змеевиком глухого пара.
По нормалям Гипрожира принимаются следующие размеры
нейтрализатора: диаметр 2,5 м, высота 2,5 м, полный объем ап-
парата Vc = 12,3 м3.
Согласно продуктовому балансу (ом. табл. 5) на нейтрализа-
цию поступает G = 22,03 т в сутки глицериновой воды. .Режим-
работы нейтрализатора следующий:
Операции Продолжительность, мин
Заполнение ..................... 60
Подогрев глицериновой воды
до 80° С ....................... 60
Подача известкового молока 10
Перемешивание................... 20
Фильтрация ....................... 180
Всего . . . . 330 — т = 5,5 ч
Число потребных нейтрализаторов составит
Ст
п =----------
рРс? ' 24
22,03 • 5,5
1,043 • 12,3 • 0,8 • 24
= 0,5 аппарата,
где р — плотность глицериновой воды; р = 1,043 т/м3;
Ф— коэффициент заполнения аппарата; ф = 0,8.
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
Компоновка оборудования для расщепления жиров периоди-
ческим методом в автоклавах в цехе мощностью 30 т в сутки
показана на рис. 6 и 7.
При цехе предусмотрено отделение для сернокислотной рафи-
нации технических животных и утильных жиров, а также рафи-
нации растительных масел, для которых требуется предваритель-
ная очистка.
40
Все оборудование размещают в двухэтажном крыле здания,
примыкающем к мыловаренному цеху. Обслуживание основной
аппаратуры сосредоточено на втором этаже.
По местным условиям рафинационное отделение и баки для
хранения жиров и жирных кислот установлены в отдельном по-
мещении. Эту аппаратуру можно размещать и в общем помеще-
нии с оборудованием, предназначенным для расщепления жиров
и получения глицерина. В торце здания расщепительного цеха
размещены бытовые и служебные помещения.
Такая компоновка оборудования позволяет в случае необхо-
димости расширить цех за счет размещения бытовых и служеб-
ных помещений в другом здании и установить дополнительное
оборудование на освободившихся площадях. Компоновка обору-
дования предусматривает следующие условия работы.
Исходные жиры, поступающие в цех, взвешивают в коробке
на весах 1. На весах установлен печатный механизм для регист-
рации отвесов. На этих же весах взвешивают и жирные кислоты,
отпускаемые из цеха. Коробки, предназначенные для взвешива-
ния жиров, изготовляют из алюминия.
Взвешенные жиры сливают в пять приемных баков 2 и 3, ем-
костью по 12 м3 каждый. Из баков центробежными насосами 4
' жиры передаются в мерник 5 для расщепления либо в две рафи-
национные мешалки 6 полной емкостью по 10 м3, в которых их
обрабатывают серной кислотой, поступающей из мерника 7. Об-
разующийся гудрон сливается в приемник 8, откуда насосом 9
удаляется из цеха. После спуска гудрона жир промывают водой
в том же аппарате, в котором проводилась обработка его кисло-
той. . Вод'а для промывки поступает из мерника 10. Промывная
вода сливается через трехсекционную жироловушку 11 в кана-
лизацию. В последней секции жироловушки кислую воду усред-
няют раствором соды, поступающим из мерника 12.
Если в процессе кислотной рафинации образуется промежу-
точный эмульсионный слой, то он сливается в коробку 13, откуда
после отстаивания насосом 14 возвращается на повторную кис-
лотную рафинацию. Рафинированный жир сливается в промежу-
точный резервуар 15 емкостью 6 м3, из которого он насосом 16
направляется на расщепление.
Жиры, направляемые на расщепление, предварительно про-
пускают через резервуары-теплообменники 17, полная емкость
каждого из них 12 м3. В резервуарах-теплообменниках размеще-
ны глухие змеевики поверхностью по 16 .и2.
Насос высокого давления 18 производительностью 30 м3/ч с
давлением 25 ат избыточных забирает из мерника 5 жиры, а из
мерника 19 конденсат или вторую глицериновую воду и нагнета-
ет их поочередно в расщепительные автоклавы 20. В цехе уста-
новлены три автоклава полной емкостью по 9,2 м3. Автоклавы
41
a
б
Рис. 6. Цех безреактивного расщепления жиров периодическим методом:
а — план первого; б — план второго этажа.
По П-П
Рис. 7. Цех |безреактивнО'ГО расщепления жиров периодическим методом:
а — продольный разрез; б — поперечные разрезы.
монтируют при помощи специальных опор на полу первого
этажа.
Расщепленные жиры, выдавливаемые из автоклавов, через
понизитель давления 21 поступают в два отстойника-промывате-
ля 22 емкостью по 19 м3. Пар, выделяющийся в понизителе дав-
ления. конденсируется в трубчатом конденсаторе 23 поверхно-
стью 25 м2. Конденсат стекает в трехсекционную жироловуш-
ку 24, из которой после отделения жира, возвращается в процесс
расщепления.
Первая глицериновая вода из второго понизителя давления
поступает в два приемных резервуара 25 емкостью по 10 м3. Че-
рез жироловушку 26 первая глицериновая вода сливается в
нейтрализатор 27 емкостью 12,5 лг3, в который из мерника 28
поступает известковое молоко. Нейтрализованная глицериновая
вода насосом 29 подается на рамочный фильтрпресс 30 поверх-
ностью 30 м2. Фильтрат собирается в двух резервуарах 31 емко-
стью по 10 м3, из которых насосом 32 передается в промежуточ-
ные резервуары 33 и далее на упаривание.
Вторая глицериновая вода из понизителя давления поступает
в резервуар 34 емкостью 10 м3, из которого насосом 35 перека-
чивается в мерник 19 для подачи в автоклав на первый период
расщепления.
Конденсат для промывки жирных кислот в отстойниках-про-
мывателях подается из мерника 36. Промывные воды через жи-
роловушку 24 возвращаются в автоклав на второй период рас-
щепления. Промытые жирные кислоты насосом 37 откачиваются
через весы в два приемных резервуара 38 емкостью по 12 м3,
изготовленных из алюминия, откуда насосами 39 они перекачи-
ваются в мыловаренный цех.
Недорасщепленные жиры, уносимые с пролетным паром и
отделяемые в ловушке 40, а также собираемые в цеховых жиро-
ловушках, стекают в коробку 41 емкостью 6 м3, откуда по мере
накопления перекачиваются насосом 42 в мерник для жиров 5 и
возвращаются в процесс расщепления.
Глицериновую воду выпаривают в двухкорпусном вакуум-ап-
парате 43 с выносными калоризаторами 44, имеющими общую
поверхность нагрева 60 м2. Водяные пары, пройдя отделитель 45,
направляются в барометрический конденсатор 46, который сбра-
сывает воду в канализацию через коробку 47. Автоматические
отводчики 48 и 49 регулируют отвод конденсата и упаренного
глицерина, который поступает в две коробки 50 и 51 емкостью
по 6 JW3.
Насосом 52 упаренный глицерин откачивается в напорную ко-
робку 53 емкостью 6 м3. Из коробки 53 он под гидростатическим
напором поступает в фильтрпресс 54 поверхностью 12 м2. Через
коробку на весах 55 фильтрованный глицерин стекает в сборный
46
резервуар 56 емкостью 10 м3, из которого насосом 57 откачивает-
ся на склад готовой продукции.
Вакуум в системе создается сухим поршневым вакуум-насо-
сом 58 производительностью 5 м31м,ин. Компримированный воз-
дух для обслуживания цеха подает вертикальный поршневой
компрессор 59 производительностью 3 м31мин. Воздух поступает
через ресивер 60, находящийся вне здания.
Как видно из приведенных данных, установленное в цехе-
вспомогательное оборудование — коробки, мерники, промежуточ-
ные резервуары, а также выпарной аппарат для глицериновой
воды — имеет большой резерв, который можно использовать для
повышения мощности цеха, при переводе расщепления жиров на
непрерывную схему или в крайнем’ случае при установке допол-
нительных автоклавов.
Технико-экономические показатели проекта приведены в
табл. 8.
Таблица 8
Показатели Общая На 1 т рас- щепляемых жиров в сутк»
Площадь цеха развернутая, м‘‘ 1400 47
Кубатура здания, м3 7500 250
Масса (вес) оборудования, т Численность персонала в смену (включая дежур- 103 3,4
ного мастера) 3 —
Глава 2
НЕПРЕРЫВНОЕ РАСЩЕПЛЕНИЕ ЖИРОВ
СХЕМА НЕПРЕРЫВНОГО РАСЩЕПЛЕНИЯ ЖИРОВ В АВТОКЛАВАХ
Наиболее прогрессивным является метод непрерывного без-
реактивного расщепления жиров.
В мировой практике встречаются две основные схемы непре-
рывного расщепления жиров:
расщепление в колонных аппаратах;
расщепление в батарее последовательно соединенных авто-
клавов.
При расщеплении в колонных аппаратах жиры, очищенные,
деаэрированные и нагретые до температуры реакции, и конден-
сат подают в вертикальную колонну. Высота колонны достигает
20—30 м, диаметр 0,8—1,2 м. Жиры, двигаясь противотоком,
встречаются с водным раствором глицерина. Благодаря тому,
что частично расщепленный жир, поднимаясь кверху, встречается
с более слабой глицериновой водой, создаются оптимальные
условия для того, чтобы реакция гидролиза (см. стр. 10) сме-
щалась вправо. По литературным данным, при повышении абсо-
47
лютного давления в колонне до 40—45 ат и температуры реак-
ции до 250—260° С глубина расщепления жира достигает
98—99%.
Расщепленный жир после кратковременного отстаивания в
верхней части колонны непрерывно и автоматически отводится
через понизитель давления в приемники. Глицериновая вода
также автоматически и непрерывно отводится из нижней части
реакционной колонны в приемные резервуары.
Колонну обычно монтируют вне здания, а насосы и все
остальное вспомогательное оборудование и контрольно-измери-
тельные приборы — в производственном помещении. Непрерыв-
ное безреактивное расщепление жиров в колонных аппаратах
имеет существенные технологические преимущества. В то же
время для внедрения этого метода расщепления жиров необходи-
мы довольно сложной конструкции колонные аппараты и насосы,
работающие при повышенных температуре и давлении. Кроме
того, для обслуживания такой установки необходим водяной
пар давлением 40—45 ат.
В последние годы советскими специалистами разработано не-
сколько схем непрерывного расщепления жиров в автоклавах.
Одна из таких схем, внедренная на Ростовском масложировом
комбинате, изображена на рис. 8.
Жир и глицериновая вода, направляемые на первый период
расщепления, и конденсат — на второй период, из резервуаров
/, 2, 3 через фильтры 4 и объемные счетчики 5 насосами 6 пере-
качиваются в пароструйные нагреватели 7.
Электронные приборы 8 регулируют количество подаваемых
жира, глицериновой воды и конденсата в соответствии с задан-
ными параметрами, а расходомеры 9 регистрируют интенсив-
ность образующихся потоков.
Из нагревателей 7 реагенты поступают в автоклавы: жир — в
нижнюю часть первого автоклава 10, глицериновая вода — в
верхнюю часть первого автоклава и конденсат — в верхнюю
часть второго автоклава 11 (на второй период расщепления).
Терморегуляторы 12 автоматически регулируют количество
пара, подаваемого в нагреватели 7, для нагревания реагейтов до
заданной температуры, которая регистрируется термометра-
ми 13.
Автоматический прибор 14 регулирует количество острого
пара, подаваемого в барботеры автоклавов 10 и 11, в то время
как прибор 15 регулирует давление в системе. Следы жира, увле-
каемые пролетным паром, отделяются в каплеуловителях 16.
Первая глицериновая вода удаляется из автоклава 10 через
понизитель давления 17 в сборник. Стеклянный фонарь 18 по-
зволяет наблюдать за протекающей глицериновой водой. Отвод
первой глицериновой воды регулируется прибором 19, у которого
в качестве датчика имеется электроконтактный прибор 20.
48
4 Заказ 1236
49
Частично расщепленный жир через переливной патрубок пе-
репускается в нижнюю часть автоклава И, в котором заканчи-
вается процесс расщепления жира. Расщепленный жир из вто-
рого автоклава отводится автоматически через верхний патрубок
и уровнемерную трубу 21 в теплообменник 22 и далее в сборник
жирных кислот.
Вторая - глицериновая вода поступает из нижней части второ-
го автоклава во второй понизитель давления 17а, отсюда, прой-
дя теплообменник 22 и жироловушку 23, она возвращается в про-
цесс расщепления.
Схема непрерывного безреактивного расщепления жиров при
испытаниях показала удовлетворительные результаты: произво-
дительность автоклавов увеличилась на 20—25%; глубина рас-
щепления несколько повысилась; значительно облегчился труд
обслуживающего персонала. Устойчивость работы расщепитель-
ного цеха Ростовского масложирового комбината по .этой схеме
зависит от надежности конструкции циркуляционных насо-
сов.
Другая схема непрерывного безреактивного расщепления жи-
ров в батарее, состоящей из трех автоклавов, разработанная
авторами на основе обобщения отечественного и зарубежного
опыта, представлена на рис. 9.
Исходные жиры из резервуара 1 насосом 2 через трубчатый
теплообменник 3 подаются в деаэратор 4. В теплообменнике
жиры нагреваются примерно до 125° С за счет физического тепла
первой глицериновой воды. Деаэрация жиров и конденсата, пре-
дусматриваемая схемой, позволяет получить более светлые жир-,
ные кислоты, а также устранить возможный контакт при высокой
температуре жира с кислородом воздуха, растворенным в ре-
агентах.
Деаэрированный жир насосом-дозатором высокого давления 5
подают через паровой подогреватель 6 в первый по ходу авто-
клав. Насос дозатор 5 снабжен вариатором скоростей, при по-
мощи которого меняется количество жира, подаваемого в систе-
му. Он имеет автоматическую блокировку с насосом 5а такой же
конструкции, подающим конденсат в автоклав, установленный в
батарее последним. В подогревателе жиры нагреваются глухим
паром до 230° С.
Нагревание жиров острым паром в данном случае является
неэкономичным, так как при этом первая глицериновая вода,
отводимая из первого по ходу автоклава, разбавляется- конден-
сатом.
Ввиду того что в данной системе расход пара высокого давле-
ния не превышает 1000—1200 кг[ч, установка специального котла
повышенного давления на 35 ат избыточных является неэконо-
мичной. Более экономичной является установка механического
50
В отмоапепу
Рис. 9. Схема расщепления жиров в автоклавах непрерывным методом.
4*
51
термокомпрессора 7, при помощи которого пар при абсолютном
давлении 10—12 ат компримируется до 35 ат и поступает в подо-
греватели 6 и 8.
При расщеплении жира используют конденсат, который из
сборного резервуара 9 насосом 10 через теплообменник 11 по-
дается в деаэратор 12.
В теплообменнике конденсат нагревается до 100° С за счет
физического тепла расщепленного жира, поступающего из пос-
леднего автоклава. Второй насос-дозатор 5а забирает конденсат
из деаэратора и через паровой подогреватель-смеситель 8 подает
его в верхнюю часть третьего автоклава.
Расщепление жира, как указано выше, ведется в батарее из
грех последовательно соединенных автоклавов. Жир и вода дви-
жутся противотоком по отношению один к другому.
В основе разработанной схемы лежит принцип расщепления
жиров в три периода, поскольку в батарее участвуют три авто-
клава. Противоток обеспечивает сдвиг реакции гидролиза три-
глицеридов вправо, благодаря чему расчетную глубину расщеп-
ления для данной схемы принимают равной 97%.
Пролетный пар в установку не поступает. Необходимое интен-
сивное перемешивание расщепляемого жира осуществляется при.
помощи циркуляционных насосов 13, 13а, 136.
Для обеспечения хорошего перемешивания и соблюдения про-
тивотока расщепляемого жира и глицериновой воды насосы 13,
13а и 136 соединены с автоклавами системой трубопроводов, за-
бирающих реагенты с разных уровней автоклавов. В каждом
автоклаве имеется по три отводящих патрубка. Один, установ-
ленный в нижней части, служит для отвода глицериновой воды,
второй забирает смесь расщепленного жира с глицериновой во-
дой из средней части автоклава и третий забирает расщепленный
жир с верхнего уровня автоклавов.
Циркуляция жира и глицериновой воды протекает в следую-
щей последовательности. Жиры, нагретые до 230° С, поступают в
низ автоклава 14, где они встречаются с глицериновой водой,
поступившей из второго автоклава. Жир, поднимаясь кверху
вследствие разности в плотностях, одновременно подвергается
расщеплению. Образующаяся первая глицериновая вода опус-
кается вниз автоклава 14 и здесь в зоне отстаивания отделяется
от жира. Автоматический отводчик первой глицериновой воды 15
удаляет ее непрерывно из автоклава 14 через теплообменник 3 в
понизитель давления 16. Насос 13 забирает из середины авто-
клава 14 смесь жира и глицериновой воды и из автоклава 17
через ниЖний патрубок глицериновую воду и возвращает эту
смесь в верх автоклава 14.
Насос 13а забирает из верхней части автоклава 14 частично
расщепленный жир, из средней части автоклава 17 смесь жира
и глицериновой воды, а из нижнего патрубка автоклава 18 глице-
52
риновую воду и всю эту смесь подает в верх автоклава 17. Нако-
нец, насос 136 забирает из верхней части автоклава 17 частично
расщепленный жир, а из середины автоклава 18 смесь расщеп-
ленного жира с глицериновой водой и возвращает всю массу в
верхнюю часть автоклава 18.
Расщепленный жир поднимается вверх по автоклаву 18, уста-
новленному последним по ходу процесса, омывается здесь посту-
пающим на расщепление свежим конденсатом и после некоторо-
го отстаивания в верхней зоне и отделения от глицериновой воды,
удаляется из автоклава через верхнюю трубу. После автомати-
ческого отводчика 19 расщепленный жир проходит через тепло-
обменник 11, где отдает часть своего тепла свежему конденсату
и поступает в понизитель давления 20. Пар, образующийся в по-
низителях давления, содержит некоторое количество глицероля;
пар ' конденсируется в трубчатом конденсаторе 21 и стекает
в сборную коробку для конденсата 9.
Из понизителя давления жирные кислоты стекают в прием-
ник 22. В непрерывно действующем смесителе 23 к жирным кис-
лотам добавляется конденсат, который используется для их
промывки. Промывную воду с оставшимся в ней глицеролем от-
деляют на непрерывно действующем сепараторе 24. Расщеплен-
ные жиры стекают в сборный резервуар 25, а промывные воды —
в коробку 9.
Первая глицериновая вода из понизителя давления стекает в
промежуточный приемник 26, а из него поступает на сепара-
тор 27, где отделяется небольшое количество увлеченных ею
жирных кислот. Глицериновая вода стекает в резервуар 28.
Преимущества приведенной схемы непрерывного безреактив-
ного расщепления жиров следующие:
производительность оборудования повышается почти в два
раза. Это достигается вследствие интенсификации процесса и
устранения простоев в период заполнения автоклавов, подогрева
жира и отстаивания смеси;
расщепление жира протекает как бы в три периода, достигая
глубины 97%; .
тепловая схема более экономичная;
расход пара высокого давления на 1 т жиров уменьшается
примерно с 605 до 400 кг;
упрощается и облегчается обслуживание оборудования.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Продуктовый баланс непрерывного безреактивного расщепле-
ния жиров составлен для переработки технического саломаса
G = 1000 кг, характеристика которого приведена ниже:
53
Показатели
Жир (Ж)......................... .
В том числе:
триглицериды (Жн0)...................
жирные кислоты, % от массы (веса)
триглицеридов (Жк)...............
свободные жирные кислоты (Л'н) . .
Влага, летучие примеси и растворенный
воздух (d)...........................
Минеральные соли (С).................
Число омыления жира (О)..............
Кислотное число (К- ч.)..............
Эфирное число (3)....................
Содержа» rte,
99
96
95,5
3
0,5
0,5
196
6
190
Расщепление жира ведется условно в три периода. Расчетная
глубина расщепления (по анализу): в первом периоде Pi = 80%;
во втором Р2 = 92%, третьем Р3 = 97%.
Количество конденсата, вводимого на третий период расщеп-
ления жира, равно Ва = 680 кг/т загружаемого жира. Из этого
количества ВЭ1= 500 кг вводится свежего конденсата и Вк =
= 180 кг образуется вследствие конденсации пара при подогре-
ве конденсата до температуры реакции (см. расчет пара).
Выход расщепленного жира и глицероля определяют,
пользуясь методами расчета, приведенными выше.
При глубине расщепления Р3 = 97% в реакцию вступило со-
гласно уравнению (I—6) триглицеридов:
ЖНг = G Рз~Кн = 1000 97~3 = 983,6 кг.
ж 95,57
Ко
Переходный коэффициент от
му согласно уравнению (I—5)
_ Ps~Ku , Кн + ЮО-Р,
Лрз — Ж
/АК0
100
расщепленного жира к исходно-
будет
- j.* 7-"3 - 3+ 100-97 043б
95,57 100
Выход расщепленного жира из 1 т израсходованного чистого
жира согласно уравнению (I—7) равен
1000 ПК я о
------= 958,2 кг.
1,0436
с _ G
*^К3 д-
УРз
В том
числе:
жирные кислоты
Ж - Gp*
/Лкз 100
Рз
1000-91- = 929,5 кг.
1,0436 • 100
б)
триглицериды
w' 6(100—Р3)
Kpj 100
1000(100-97^8 7^
1,0436-100
54
Кислотность смеси будет
, = ЖКг 100 = 929,5 100 = 97о,
3 GK 958,2 /0’
что соответствует заданию.
За вычетом влаги, летучих примесей и минеральных солей
(d + с = 1%), а также потерь в производстве = 4 кг и внесе-
ния поправки (/7) к массе (весу) расщепленного жира, учиты-
вающей наличие моно- и диглицеридов (расчет см. ниже), выход
расщепленного жира составит
G = — 8 77 = 958,2 ' " —4 + 0,4 = 945 кг.
р 100 100
При омылении триглицеридов, оставшихся в расщепленном
жире, за счет отщепления глицероля будет потеряно дополни-
тельно согласно уравнению (I—13)
= (100 -ЖКо) = 28,7(100- 95,57) = } 3
1 100 100
Конечный выход жирных кислот для мыловарения согласно
уравнению (I—14)
GM = Gp — (6Х + П) = 945,0 — (1,3 0,4) = 943,3 кг.
Эфирное число расщепленного жира при выходе из батареи
автоклавов согласно уравнению (I—9) будет
g _ О(Ю0 — Р3) _ 196(100— 97) _ -
Рз 'V 100 1,0436-100 ~ ’
Выход глицероля согласно уравнению (I—За) при п3 = 0,99
Гл?, = С -^0‘5>Рз № = 1000 190 ~05’6 0,0547 0,99 = 99-9 кг-
В жире, поступающем на расщепление, содержится, как ука-
зано выше, 1 % нежировых веществ.
Принимая, что потери глицероля в производстве при расщеп-
лении технических животных жиров, содержащих кальциевые
соли, составляют 10%, можно найти выход его из 1 т жиров,
направляемых на расщепление:
Глт = Гл. • 0,99 0,9 = 99,9 0,99 • 0,9 = 89,0 кг.
Выход глицероля в пересчете на 1 т поступающих триглице-
ридов:
„ Гл3 90 99,9-90 „„ „ пчкп/
Глн = —+---= — -------= 93,6 кг = 9,36%.
Лн.о 96 .
55
Выход глицерина сапонификата (содержащего 86% глицеро-
ля) к массе (весу) загруженных триглицеридов
Гля • 100
86
9,36 • 100
86
Ю,9%.
Количество глицероля, связанного в виде моно- и диглице-
ридов, находят из уравнения (I—10):
Гл,, = G Э~Э^ у (1 — п3) = 1000 190~~5’6 • 0,0547 (1 — 0,99) = 1 кг.
100 v 100 ’ \ >
Поправку к массе (весу) расщепленного жира, учитывая со-
держание в нем моно- и диглицеридов, находят по уравнению
п Гл^ЮО-W) = 1 (100-58,7) 0 4 кг
100 100
Количество первой глицериновой воды находят следующим
\образом:
ВГ1 = Ва, -Г Вк d' -ф С' -f- Гл3 — Wp = 500 180 2 %- 5 4-
+ 99,9 _ 58,6 = 728,3 кг 728 кг,
где d'— остаток влаги в жире после деаэрации, равный 0,2%;
d' = 2 кг/т-,
С' — соли, находящиеся в жире, считая, что они переходят
в глицериновую воду; С = 0,5% = 5 кг/т;
Ц7р — расход воды на образование глицероля; 1КР =
99,9-58,7 _ ,
= -----------= 58,6 кг т.
100
Концентрация первой глицериновой воды согласно
нию (I—12)
100 ~
уравне-
Гл-, -100 99,9-100 „7л,
й=^-=-^-=13-7%-
в жире,
За вычетом 10% глицериновой воды, растворенной
количество ее, отводимое из первого автоклава батареи, составит
ВГа = ВГ1 —0,lGK3 = 728 —0,1 • 958,2^
та 632 кг!т расщепляемого жира.
В табл. 9 приведены расчетные выходы и состав продуктов
реакции по каждому из трех автоклавов батареи.
Грузооборот расщепительного цеха производительностью
60 т животного сала в сутки, или 2,5 т в час, приведен в табл. 10.
56
Продолжение табл. 9
Показатели и уравнения для расчета выхода продуктов реакции Состав продуктов реакции при безреактивном расщеплении животного сала
в установке (батарее) в том числе в автоклаве
первом | втором третьем
Теоретический выход расщеп- ленного жира (в кг) без учета моно- и диглицеридов по урав- нению (I—7) G GK = Кр В том числе жирные кислоты GP G 1000 958 2 1000 1000 G 1000 958 2
1,0436 1000 97 K1 1,0357 1000 • 80 К2 1,0412 1000 • 92 С/,, — -— , д |<3 1,0436 1000 97
Жк~ КР • 100 триглицериды , G(100-P) н Пр 100 Теоретический выход расщеп- ленного жира (в кг) в пересчете на чистые жиры с поправкой на образование моно- и диглицери- ДОВ Gp = GK • Ж + П /ЛК 1,0436-100 = 929,5 _ 1000(100—97) __ “ 1,0436 100 “ = 28,7 958,2 • 0,99 + 0,4 = = 949,0 /;'К1 1,0357-100 = 772,5 = _ 1000 (100—80) _ "" 1,0357 • 100 ~ = 193,1 965,6 • 0,99+ 2,5 = = 957,7 ~ 1,0412 100 ~ = 883,6 / к,2= 1000 (100—92) _ ~ 1,0412 • 100 = 76,8 960,4 0,99+ 1,2 = = 952,0 Ж,<3 1,0436 100 = 929,5 К, = _ 1000(100—97) _ 1,0436 100 ~ = 28,7 958,2 • 0,99 + 0,4 = = 949,0
Продолжение табл. S)
Состав продуктов реакции при безреактивном расщеплении животного сала
Показатели и уравнения для расчета выхода продуктов реакции в установке в том числе в автоклаве
(батарее) первом втором третьем
Выход расщепленного жира (в кг) за вычетом потерь в про- изводстве ОР = Gp — 6 949,0 — 4 = 945,0 949,0—4 = 945,0
Эфирное число жира (в мг КОН) а) исходного Э= 190 (по заданию), б) расщепленного по уравнению (I—9)
р кР юо э _ 196 (100—97) Р~ 1,0436 • 100 ~ э 196 (100—80) Р1 “ 1,0357 100 “ 3 _ 196(100—92) _ р2 1,0412 • 100 “ э _ 196 (100—97) __ рз“ 1,0436 100 ~
Выход глицероля (в кг) с уче- том образования моно- и дигли- церидов по уравнению (I— 8а): = 5,6 = 38 = 15 = 5,6
Э — Эр 190—5,6 Лл=100° ioo X 190—38 п 190—15 „ 190—5,6
1 Л —-(_/ 100 v Гл!= 1000 х 100 /4а=1000 х 100 /43=1000 X 100
Поправочный коэффициент, учитывающий снижение выхо- дов глицероля за счет образо- вания моно- и диглицеридов п X 0,0547-0,99= 99,9 п = 0,99 Х0.0547- 0,926 = 77 пг = 0,926 Х0,0547x0,97— — Г Л! = 92,9—77 = = 15,9 л2 = 0,97 Х0,0547-0,99—(Гл» 47»= 99,9—92,9 = = 7 «з = 0,99
о
Продолжение табл. 9
Показатели и уравнения
для расчета выхода
продуктов реакции
Состав продуктов реакции при безреактивном расщеплении животного сала
в установке (батарее) в том числе в автоклаве
первом втором третьем
Количество глицероля (в кг)
связанного в виде моно- и ди-
глицеридов по уравнению (I —
Ю)
Э— Эр
Гла = G------<? (1—п)
м ЮО ‘ v ’
Гла —
190—5,6
= 1ООО~~1осГ~ х
Х0.0547 • (1—0,99) =
= 1
190—38
Гл = 1000 --------X
М1 юо
X 0,0547-(1—0,926)=
= 6,1
190—15
Гл„ = 1000-----— X
Ма юо
X 0,0547 (1—0,47)=
= 2,9
Гла = 1000 X
м3
190-5,6
X --------- х
100
X 0,0547 • (1—0,99) =
= 1
Поправка (в кг) к весу рас-
щепленного жира, учитывая на-
личие в нем моно- и диглицери-
Продолжение табл. 9
Показатели и уравнения
для расчета выхода
продуктов реакции
Состав продуктов реакции при безреактивном расщеплении животного сала
в установке (батарее) в том числе в автоклаве
первом втором третьем
Выход глицероля (в кг) в пе- ресчете на 1 т поступающих триглицеридов Гл 90 Гли = Жн.0 99,9 • 90 Г ла — — 96 — — —
= 93,6
То же, % Глп = 9,36 — —— —
Выход глицерина сапонифика- та концентрацией 86% (в %) к весу загружаемых триглице- ридов с 86 9,36 • 100 г = _! = 86 —. —
= 10,9
Количество конденсата (в кг), поступающего на расщепление: вя 680 — — —-
Расход реакционной воды на образование глицероля irp = ^bZ р 100 99,9 • 58,7 11% = ’ — ~ 1 100 77 58,7 W-„ = = 1,1 100 15,9 • 58,7 W = — ’— = Ра 100 IF =^^ Ра 100
о = 58,6 = 45,2 = 9,3 = 4.1
62
Таблица 10
Поступление Количество Выход Количество
на 1 m жиров, кг 1 в сутки, tn в год, тыс. m на 1 m жиров, кг в сутки, m в год, тыс. m
Исходный жир . . 1000,0 60,0 18,72 Расщепленный жир 945,0 53,7 17,69
В том числе: Потери 14,0 0,84 0,26
собственно жир 990,0 59,4 18,53 В том числе при
примеси . . . 10,0 0,6 0,19 расщеплений . . 4,0 0,24 0,075
Конденсат .... 680,0 40,8 12,73 Первая глицерино-
В том числе: вая вода .... 728,0 43,68 13,63
добавляемый В том числе:
извне . . . 500,0 30,0 9,36 удаляемая и з
образующийся автоклава 632,0 37,92 11,83
при подогре- растворенная в
ве 180,0 10,8 3,37 расщеплен-
ном жире 96,0 5,76 1,8
Выход глицероля 89,0 5,24 1,67
Потери глицероля
при расщеплении
и упарке * , . . 10,0 0,60 0,187
Выход глицерина
сапонифпката 103,4 6,2 1,934
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА
В схеме непрерывного безреактивного расщепления жиров
острый пар при абсолютном давлении 35 ат используется на по-
догрев конденсата, додаваемого в третий по ходу процесса рас-
щепления автоклав, и глухой пар — на подогрев жира перед по-
ступлением его в первый автоклав.
Полезная теплоотдача глухого насыщенного пара при абсо-
лютном давлении 35 ат, с теплотой парообразования г =
= 420 ккал!кг, со степенью сухости х = 0,95, при коэффициенте
использования пара г]а = 0,95 будет
I = гхт)а = 420 • 0,95 • 0,95 = 378 ккал/кг.
При подогреве острым паром конденсата до /к = 230° С полез-
ная теплоотдача этого пара составит
/0 = гх + г\ — i2 = 420 • 0,95 + 249,5 — 236,4 = 412 ккал/кг. .
где 4 — теплосодержание конденсата при абсолютном давлении
35 ат\ 4 = 249,5 ккал/кг-,
4— теплосодержание конденсата при tK = 230° С; 4 =
= 236,4 ккал{кг.
Количество свежего конденсата, подаваемого в третий авто-
клав в соответствии с заданием, Ва, = 500 кг/т; его теплоемкость
св = 1,1 ккал) {кг-град).
63
Расход острого пара на подогрев конденсата, поступающего в
третий автоклав;
п Ва1св (/к — /н) 500 • 1,1 (230 - - 95) , Qn ,
= —!—---------=--------^2-------- = 180 кг/т.
На подогрев глухим паром 1030 кг жира (из них 30 кг воз-
врата), поступающего в первый по ходу процесса расщепления
автоклав, от /н = 125° С до /к = 230° С при теплоемкости жира
в данном температурном интервале с = 0,65 ккал) (кг • град) рас-
ход пара составит
D = 1030с(/к—/н) = 1030 • 0,65(230 — 125) = J86
2 I 378
Потери тепла автоклавами в окружающее пространство
Q = /к(/а —Д) 1,2 • 3 = 33 • 10(45 — 20) • 1,2 • 3 = 29700 ккал/ч,
где f — поверхность одного автоклава, л2; f = 33 м2;
а. — коэффициент теплоотдачи в окружающее пространст-
во; а= 10 ккал/(м2-ч-град) (см. приложение 22);
t&—температуоа поверхности изоляции автоклава; /а =
= 40—45° С;
4 —температура окружающего воздуха; 4 = 20° С;
1,2— коэффициент, учитывающий потери тепла коммуника-
циями и насосами;
3 — количество работающих автоклавов.
Расход глухого пара на компенсацию тепловых потерь авто-
клавов
n Q 29 700 „„ , Qi ,
/Л, — ----------= /9 кгщ = 31 кг/т.
1 378
Расход пара на деаэрацию согласно приведенному ниже рас-
чету Di = 5 кг/т. Суммарный расход пара на расщепление
жиров
D = Dx 4~ D.,_ -J- D3 -р D, = 180 4- 186 315 402 кг/т.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Расчет оборудования приведен для расщепительного цеха
мощностью 60 т жиров в сутки, или 2,5 т в час.
Автоклавы. Конструкция автоклавов, предназначенных для
расщепления жира в непрерывном потоке, принципиально мало
отличается от автоклавов, работающих периодически. Для осу-
ществления непрерывного процесса расщепления с противоточ-
ным движением жира и глицериновой воды автоклавы оборуду-
ют циркуляционными трубами и патрубками, (рис.. 10). В ниж-
ней точке сферического дна каждого из автоклавов имеется па-
трубок 1 для отвода глицериновой воды, в верхней цилиндриче-
ской части корпуса автоклава — патрубок 2 для отвода рас-
64
щепляемого жира. В каждом из автоклавов примерно на середи-
не высоты имеются циркуляционные трубы 3, .при помощи кото-
рых осуществляется забор из автоклава смеси расщепляемых
жиров и глицериновой воды. Смесь возвращается в автоклавы
через патрубки 4, заканчивающиеся внутри автоклавов перфори-
рованными трубами; подача жиров в первый по ходу процесса
автоклав осуществляется через патрубок 5, а подвод конденсата
в третий, последний автоклав — через патрубок 6.
Рис. 10. Схема расположения циркуляционных труб в авто-
клавах:
/ — патрубок для выпуска глицериновой воды; 2 — патрубок для выпуска
расщепленного жира; 3 — труба для выпуска смеси жиров и глицериновой
воды; 4 — труба для подачи циркулирующей смеси жиров и глицериновой
воды; 5 — труба для подачи расщепляемого жира; 6 — труба для подачи
конденсата; 7 — паровой барботер.
Непрерывное безреактивное расщепление жиров в потоке осу-
ществляется без барботирования острого пара; при установив-
шемся режиме непрерывного расщепления барботеры для остро-
го napavHe требуются. Однако в начале процесса, а также перед
тем, как полностью освободить автоклавы, например, при пере-
ходе на обработку жира другого вида, приходится применять
барботирование жира острым паром, поэтому барботеры 7 для
пара в автоклавах сохраняют. Остальная арматура и гарнитура
автоклавов, работающих непрерывно, такая же, как и у аппара-
тов, работающих периодически.
Основной задачей расчета автоклавов для непрерывного без-
реактивного расщепления жиров является определение их произ-
водительности, исходя из времени пребывания реагирующих
масс в зоне реакции и определения зон контактирования и от-
стаивания жира и глицериновой воды.
5 Заказ 1236 , 65
Согласно условиям в течение 1 ч в автоклавы-реакторы по-
ступает с учетом трех процентов возврата жир в количестве
G = 2500 • 1,03 = 2575 кг
или
у = 2575 = 3 3 ,м3/ч
772
глицериновая вода
632 • 2,5 i п ,
У2 = ------= 1,9 'М3/ч,
827
где 772 —плотность жира при температуре 230° С, кг/м?-,
827 — то же, воды;
632 = ВТз — количество глицериновой воды, отводимой из
первого автоклава.
Суммарный объем реагирующих компонентов
V = Уг + У2 = 3,3 + 1,9 = 5,2 м3/ч.
Из уравнения зависимости между объемами реакторов и ко-
личеством протекающих через них компонентов в течение 1 ч
определяют полный объем автоклавов
Уп = — = -222 = 28,3 м3, (1-17)
п ? 0,92
где т — время, необходимое для завершения всех стадий про-
цесса (время пребывания реагирующих компонентов в
автоклавах). По литературным данным, для непрерыв-
ного процесса расщепления жиров это время составляет
3—5 ч. Для наиболее тяжелых условий работы т == 5 ч\
<р — степень заполнения автоклавов; <р = 0,92.
К установке принимают три последовательно работающих
автоклава, выпускаемых нашими машиностроительными завода-
ми, каждый полной емкостью 9,2 ж3. Размеры автоклава: внут-
ренний диаметр 1,54 м, высота цилиндрической части 4,15 ж, пол-
ная высота 5,0 м, высота цилиндра до переливного патрубка
3,9 м,.
Расчетная производительность на 1 м3 полной емкости авто-
клава
g = 3 9 2 = 2,2 пг/сутки.
По литературным данным, при непрерывном процессе без-
реактивного расщепления жиров в автоклавах производитель-
ность автоклава колеблется от 2,2 до 2,8 т!сутки.
Как видно из схемы (ем. рис. 10), в каждом из трех автокла-
вов, соединенных в батарею, имеются активная зона и зоны раз-
деления реагирующих компонентов; это необходимо для проти-
вотока жира и глицериновой воды. По практическим данным,
66
для наиболее полного отделения первой глицериновой воды в
нижней части первого автоклава и расщепленных жиров в верх-
ней части третьего автоклава продолжительность отстаивания
смеси расщепленного жира и глицериновой воды принимают
около 40 мин; тГ1 = 0,7 ч. В остальных случаях, когда не требует-
ся полного разделения продуктов реакции, время для отстаи-
вания смеси расщепленного жира и глицериновой воды прини-
мают Тг2 3 = 0,4 ч.
Таким образом, объем, занимаемый первой глицериновой
водой в нижней части первого автоклава, составит
УВ1 = У2тГ1 = 1,9 • 0,7 = 1,33 м3.
При внутреннем диаметре автоклава Двн = 1,54 м, площадь
внутреннего сечения будет f = 1,86 м2.
Объем жидкости, помещающейся в днище шаровидной формы
при высоте его 0,425 м, равен V ?= 0,5 лг3.
Высота цилиндрической части’автоклава, занятая глицерино-
вой водой, будет
Для отстаивания расщепленного жира в верхней части треть-
его автоклава требуется объем
УОз = У1Ъкз = 3,3 • 0,7 = 2,3 №.
Высота слоя жира в верхней части третьего автоклава
/гЖз = КОз: f = 2,3 : 1,86 = 1,2 м.
Зоны отстаивания расщепленного жира и глицериновой воды
в остальных автоклавах, полученные путем аналогичных расче-
тов, приведены в табл. 11.
Как видно из табл. 11, активный объем автоклавов состав-
ляет
2Va = 5,0 Д 5,5 + 4,6 = 15,1 №.
Время пребывания расщепляемого жира в активной зоне:
т' = = 2,9 ч.
V 5,2
При нормальном ходе процесса этого времени вполне доста-
точно для завершения реакции гидролиза жиров.
Циркуляционные насосы. При помощи этих насосов обеспе-
чивается противоточное движение расщепляемых жиров и гли-
цериновой воды.
Расчет количества жидкости, перекачиваемой разными насо-
сами, приведен ниже.
5* 67
Таблица 11
Показатели Автоклавы
первый второй третий
Длительность отстаивания жира, ч . .
Объем, занимаемый отстаивающимся
жиром, л3.........................
Высота слоя жира, отстаивающегося
в автоклаве, м....................
Длительность отстаивания глицерино-
вой воды, ч.......................
Объем, занимаемый отстаивающейся
глицериновой водой, л3............
Высота слоя отстаивающейся глице-
риновой воды в автоклаве, л . . .
Активная зона работы автоклава, л .
Активный объем автоклава, л3 ...
ЧЖ1= 0,4 т.„ =0,4 w=0-7
4=1,3 4 = 1-3 4 = 2,з
4= °’7 X = 0,7 4=1,2
тГ1=0,7 тГ2=°,4 т = 0,4 гз
4 = 1-33 4=0,8 4=0,8
4= 0,5 4=0,2 4 =0,2
Hi=2,7 Я2= 3,0 Яз= 2,5
Уя =5,0 4 =5,5 4 = 4,6 аз
Первый насос из .первого автоклава по трубе 3 забирает
"смесь жира и глицериновой воды в количестве V = 5,2 м3/ч; из
второго автоклава через патрубок 1 — вторую глицериновую во-
ду в количестве V2 = 1,9 м31ч. Общее количество жира и глицери-
новой воды, перекачиваемое первым насосом, составит
Qx = V + V2 = 5,2 + 1,9 = 7,1 м3/ч.
Второй насос из первого автоклава через патрубок 2
забирает жир в количестве Vi =» 3,3 .w3/'/; из второго автоклава
по трубе 3 — смесь жира и глицериновой воды в количестве
V = 5,2 м31ч\ из третьего автоклава через патрубок 1 — третью
глицериновую воду в количестве V'2 ~ 1,9 лг/ч. Общее количество
жира и глицериновой воды, перекачиваемое вторым насосом:
Q2 = л.. ]/ + V2 = 3,3 4-5,24-1,9= 10,4 м3/ч.
Третий насос из второго автоклава через патрубок 2
забирает жир в количестве Vi ~ 3,3 м3/ч и из третьего автоклава
через трубу 3 — смесь жира и глицериновой воды в количестве
V = 5,2 м3/ч. Общее количество жира и глицериновой воды, пе-
рекачиваемое третьим насосом, составит
Qs = 17х у- V = 3,3 + 5,2 = 8,5 м3/ч.
Принимая к установке три одинаковых насоса специальной
конструкции производительностью каждый Q = 38 м3/ч, полу-
чают кратность циркуляции по отдельным автоклавам:
в первом fli = Q : Q! = 38 : 7,1 = 5,3;
во втором а2 = Q '• Q2 = 38 : 10,4 = 3,7;
в третьем аз = Q : Q3 = 38 : 8,5 = 4,5.
68
Паровой подогреватель предназначен для подогрева жиров,
направляемых в автоклавы, до температуры реакции tK = 230° С.
Начальная температура жира за теплообменником ^Н=125°С.
Поверхность нагрева подогревателя рассчитывают таким обра-
зом, чтобы при выключенном теплообменнике производитель-
ность линии расщепления не снижалась. Для этого случая при-
нимают t'H = 85° С.
Подогреватель представляет собой конструкцию типа «труба
в трубе» с движением жира по внутренней трубе диаметром
dB = 30 мм и греющего пара давлением 35 ат в наружной трубе-
рубашке с внутренним диаметром Dn = 60 мм.
Такая конструкция позволяет периодически очищать трубы,
по которым проходит жир.
Расход тепла для определения поверхности нагрева подогре-
вателя определяют по формуле
Q = Gc (tK — т, = 2575 • 0,65 (230 — 85) 1,05 = 254 800 ккал/ч,
где с — теплоемкость жира. В интервале температур 85—
230° С среднюю теплоемкость жира принимают с =
= 0,65 ккал] (кг-град);
т] — потери тепла в окружающее пространство.
Поверхность нагрева подогревателя
г. Q 254 800 .. _ „
Г = —— = -------- =11,0 м\
kMcp 400 -56
где k— коэффициент теплопередачи от конденсирующего па-
ра к жиру; k = 400 ккалЦм2 • ч • град) (ом. приложе-
ние 18);
Д/Ср— средняя разность температур между паром давлением
35 ат ДП = 241,4°С) и жиром равна:
241,4°—а£ 241,4°
230° 85,0°
Разность 11.4° 156,4°
156,4—11,4 ср
Л?ср =-----------— =56град.
2,31g-6’4-
11,4
При диаметре греющей трубы ds = 30 мм, общая длина труб
теплообменника
1 F И,0 117
I — — ~------— - 117 м,
/ 0,094
где f — поверхность 1 м трубы диаметром 30 мм; f = 0,094 м2.
Теплообменник для первой глицериновой воды и жира. Для
использования физического тепла первой глицериновой воды, от-
водимой из первого автоклава, устанавливают теплообменник
типа «труба в трубе».
69
Первая глицериновая вода, проходя по внутренней трубе теп-
лообменника, отдает часть тепла жиру, поступающему противо-
током по кольцевому пространству.
Глицериновая вода из теплообменника поступает в понизи-
тель давления, а нагретый жир — в деаэратор.
Из автоклава в теплообменник поступает глицериновая вода
температурой G = 225° С в количестве Вг = 632-2,5 = 1580 кг[ч.
В теплообменнике происходит нагрев жира G = 2575 кг!ч от|
in = 60° С до /к = 125° С.
Конечную температуру tx первой глицериновой воды по вы-
ходе из теплообменника находят, приравнивая приход тепла его
расходу:
Q = Bvcr(t1 — tx) = Gc(tK — Q = 1580- 1,07(225 —Q =
= 2575 • 0,56(125 — 60) = 93 730 ккал'ч.
откуда
t — 1580 ' 1>07 • 225— 93 730 _ j7qo q
x ~~ 1690 ~ ’ |
где cr — теплоемкость глицериновой воды. При концентрации
у = 13,7% и температуре 225° С сг = 1,07 ккал/(кг-
• град);
с — средняя теплоемкость жира. В интервале температур
60—125° С принимают с = 0,56 ккал) (кг - град).
Расчет поверхности теплообмена. В процессе
теплообмена температура глицериновой воды изменяется от
= 225° С до tx = 170° С. За это же время жир нагревается от
= 60° С до /к = 125° С. При выборе физических (параметров
среды в качестве определяющих принимают средние темпера-
туры (в °C):
225 + 170
глицериновои воды А/ср =-------=197;
... 60+ 125 м
жира Д/ср =-------= 93.
Физические параметры глицериновой воды и жира при ука-
занных средних температурах, по литературным данным, при-
ведены в табл. 12. Диаметр труб теплообменника приведен
в табл. 13.
Для принятого теплообменника необходимо в первую очередь
найти коэффициент теплопередачи й, входящий в основное урав-
нение теплообмена:
Q = kFMcp.
Коэффициент k является количественной расчетной величи-
ной, характеризующей сложный теплообмен в целом, и может
быть представлен как функция коэффициентов теплоотдачи
и а2 на участках с одной и другой стороны передающей стенки.
70
Таблица 12
Рабочая среда Показатели
рз R «J К Схи I ф о =t с a oj Jy ВЯЗКОСТЬ теплопро- водность X, ккал/(м-чХ хград) теплоем- кость с, ккал/(кг-град) плотность р, кг/м3 критерий Прандтля Рг
кинема- тическая ! , 10°, м2/сек абсолют- 1 пая I т]- К)4, । сек-кг/м2 |
Первая глицериновая вода . 197 0,16 — 0,53 1,04 970 1,06
Расщепляемый жир .... 93 8,4 7,4 0,137 0,53 866 —
Таблица 13
Диаметр, мм
Трубы теплообменника
внутренний наружный
Внутренняя для глицериновой воды
dB= 30 da= 38
Наружная для жира.......................
DB=60
£)н= 70
Численное значение k определяется в зависимости от формы
стенки, разделяющей теплоносители.
Для плоской, а также для цилиндрической стенки, если
д— >0,5 коэффициент теплопередачи определяют по уравнению
и в
k~-------------- ккал/(м2-ч-град), (1-18)
cti Л а2
где б — толщина стенки трубы, л;
X — коэффициент теплопроводности металлической трубы,
ккал/(м-ч-град).
Процесс теплоотдачи определяют для разных случаев соот-
ветствующими критериями. Общее критериальное уравнение
теплообмена следующее:
Nu = f (Re, Cr, Pr),
где Re, Gr, Pr — критерии соответственно Рейнольдса, Грасгофа
и Прандтля.
Критерий Нуссельта (Nu), являясь функцией гидродинамиче-
ского и теплового подобия, характеризует эффективность тепло-
обменного аппарата в целом.
Взаимосвязь между интенсивностью теплоотдачи и темпера-
турным полем в пограничном слое потока характеризуется кри-
терием Нуссельта
Nu =-у-. (1-19)
71
Путем преобразования уравнения (I—19) находят коэффи-
циент теплоотдачи
(I-19а)
Nu А.
а =----,
d ’
где d—диаметр (или эквивалентный диаметр) трубки.
Определение коэффициента теплоотдачи си
от первой глицериновой воды к стенке трубы
Скорость движения первой глицериновой воды во внутренней
грубе определяют по расходу и сечению трубы
Вг 1580 л ел
w =----5— —------------------= 0,64 м/сек,
3600pf 3600 • 970 • 0,0007065
где f — сечение трубы; при с?в = 30 мм f = 0,0007065 м2.
Гидродинамический режим принудительного движения глице-
риновой воды с учетом приведенной в табл. 12 величины кинема-
тической вязкости характеризуется безразмерной величиной—
критерием Рейнольдса
= wd^ = 0.64 jy3 = 12() 00().
v 0,16 • 10~6
Поскольку значение Re> 10000, движение жидкости в трубе
турбулентное.
При турбулентном движении в прямых трубах критерий Нус-
сельта находят по следующей формуле [28]:
I
(1-20)
Nu = 0,021гДе,°’8Ргр’43 ^2ГС_у’25 = 0,021 • 1 • 120000°'8Х
Х1 0б°’43/-1121\0125 = 249, (1-21)
\ 1,04 ) '
где Si — поправочный коэффициент, учитывающий повышение
теплоотдачи в зависимости от критерия Рейнольдса
и отношения длины трубы к ее внутреннему диаметру.
Этот коэффициент находят по таблицам (см. табл. 14);
f — здесь и далее указывает, что значение величины соот-
ветствует средней по сечению температуре теплоносите-
ля;
Рг—безразмерный критерий Прандтля, характеризующий
физические свойства теплоносителей. Рг определяют по
формуле
pr = 3600c7)g (1-22)
где g— ускорение силы тяжести; g = 9,81 м!сек2.
Критерий Прандтля при данной средней температуре глице-
риновой воды приведен в табл. 12; Рг = 1,06.
72
Критерий Прандтля Ргст зависит от температуры поверхно-
сти стенки со стороны глицериновой воды. Эту температуру на-
ходят методом подбора. Принимая /ст = 193° С (с последующей
проверкой), находят критерий Прандтля для этих условий
„ 3600 • 1,04 • 15 - 10~6 -9,81 , п,
Рг.... =-------------------:— = 1,04,
1 0,53
где 15-10 6 — абсолютная вязкость глицериновой воды при сред-
ней температуре 193°С принята по воде;
0,53 — теплопроводность глицериновой воды. По табл. 12
для данной глицериновой воды Х = 0,53 ккалЦм-
ч-град).
Подставляя полученное значение критерия Нуссельта в урав-
нение (I—19а), получают
249 0,53 ,Qnc
ах = —— — 4396 ккал!(м1 -ч- грею).
Значения е/ в зависимости от Re/ и-— при развитом турбу-
d
лентном движении приведены в табл. 14.
Таблица 14
Re / Значение s. при отношении
1 2 5 10 15 20 30 40 50 и более
1-10* 1,65 1,50 1,34 1,23 1,17 1,13 1,07 1,03 1
2-Ю1 1,51 1,40 1,27 1,18 1,13 1,10 1,05 1,02 1
5-104 1,34 1,27 1,18 1,13 1,10 1,08 1,04 1,02 1
1-Ю5 1,28 1,22 1,15 1,10 1,08 1,06 1,03 1,02 1
1 10е 1,14 1,11 1,08 1,05 1,04 1,03 1,02 1,01 1 .
ч и «2
Определение коэффициента теплоотд а
от стенки трубы к жиру
Скорость движения жира в кольцевом канале
G 2575 А лп ,
==--------=---------------------- 0,49 м сек
ЗбООрОЙ 3600 • 866 0,001693
где fi — площадь сечения кольцевого канала;
л = 0,785(02 —dff) = 0,785 (0,062—0,0382) =0,001693 м2:
Режим движения жира определяют по уравнению (I—20)
Re = = 0,49 • 0,022 = 1283
8,4-10-6
где d3 — эквивалентный диаметр кольцевого межтрубного ка-
нала; d3 = Ов — dn = 0,06 — 0,038 = 0,022 .w;
73
v — кинематическая вязкость жира. В данном температурном
интервале (по табл. 12) v = 8,4-10~6.
Теплоотдача происходит при ламинарном движении (Re=C
> 2200).
Наиболее надежным для этого случая теплоотдачи является
уравнение
Nu = 0,15e'.Re?’33PrT43Gr°’1 (223°'25. (I-23^|
Уравнение (I—23) применимо для любой жидкости при отно-И
шении длины трубы к ее диаметру — >50.
а
Влияние длины трубы на теплоотдачу учитывается попра-
вочным коэффициентом е/ . Ниже приведено значение е/ при
I
ламинарном режиме в зависимости от значения —.
1 2 5 10 15 20 30 40 50
d
е'. 1,9 1,7 1,44 1,28 1,18 1,13 1,05 1,02 1
В уравнении (I—23) определяющей температурой для крите-
риев Gr и Рг является средняя температура жира
Д^р = 93 град.
Как и в предыдущем случае, для критерия Ргст температуру ,
стенки находят методом подбора. В расчете предварительно
принимают Д("р = 173 град (с последующей проверкой).
Критерий Прандтля (Рг), отнесенный к средней температуре
жидкости, определяют по уравнению (I—22):
pr _ 3600c7,g‘ _ 3600 • 0,53 7,4 ИГ 4 9,81 _
~ X ~ 0,137 '
Значение критерия Грасгофа (Gr) находят из уравнения
grf3^ _ 9 81 • 0,0223 • 0,0007 • 80 = 82 900 (!-24)
Gr =--------—---------------к
(8,4 • 10-6)2
где р — средний коэффициент объемного расширения жира р«
— 0,0007;
Л/— частичная разность температур между стенкой и жиром:
At = Ater— At"cp = 173 — 93 = 80 град-
. Критерий Прандтля при температуре стенки Д/’т = 173° С оп-
ределяют из уравнения (I—22)
pr _ 3600c7)g _ 3600 • 0,62 3,7 • 10~4 • 9,81 _ g2
ст X — 0,131 ~~
74
где с — теплоемкость жира; при 173° С принимают с =
= 0,62 ккал/{кг • град);
т] — абсолютная вязкость жира;
при 173° С т] = 3,7-10~4 кг-сек!м2-,
А— коэффициент теплопроводности жира; при температуре
173° С, А = 0,131 ккал/(м • ч • град).
После подстановки в уравнение (I—23) полученных значений
находят
Nu = 0,15 • 1 • 1283°’33 - 101°'43 • 82900°’1 25 = 42.
Так как — > 50, поправочный коэффициент е'. будет равен
d
единице.
Коэффициент теплоотдачи к жиру определяют из уравнения
(I—19а)
NuA 42-0,137 ;/ . а.
а, =-----=----------- = 2Ь1 ккал (мл-ч-град).
d3 0,022 v '
Численное значение коэффициента теплопередачи для чистой
поверхности
=
определяется уравнением (I—18)
1 1
1 6 1
+ . +
а, л а2
1
1 0,004 1
-----+—’--------+------
4396-22---------261
= 237 ккал/(м2-ч-град),
0,000227 + 0,000181 + 0,00381
где б — толщина стенки трубы; б = 0,004 м;
А — коэффициент теплопроводности кислотостойкой стали;
А = 22 ккал/(м-ч-град).
Поверхность теплообмена обычно покрывается нагаром и
другими загрязнениями, создающими дополнительные термиче-
ские сопротивления. В связи с этим в расчетной практике влия-
ние загрязнений учитывают при помощи коэффициента исполь-
зования поверхности теплообмена <р.
Расчетное значение коэффициента теплопередачи при <р =
= 0,85 будет k = k0 ф = 237 • 0,85 — 200 ккал! (м2 • ч • град).
В теплообменнике температура обоих теплоносителей непре-
рывно изменяется. При этом разности температур на входе и вы-
ходе из аппарата соответствуют:
глицериновая вода 7
225°-----------г 170°
125°
Разность 100°
жир
--------- 60°
110°
75
Так как — <2, среднюю разность температур можно опре-
делить как среднеарифметическую из температурных разностей
на входе и выходе теплоносителей:
2^ 110 = 105
А^ср —
Рис. 11. Схема деаэратора для
жиров:
/ —• патрубок для впуска жира;
3 — распиливающие форсунки; 5—
патрубок для выпуска жира; 4 —
патрубок для присоединения к ва-
куумной линии; 5 — мерное стекло.
Поверхность теплообмена аппа-
рата находят по формуле
р = = 93730 = 4 5 №
М/ср 200 .105
Принятые выше расчетные тем-
пературы стенок проверяют при по-
мощи следующих уравнений:
а) со стороны первой глицерино-
вой воды
Р а, 4396
193 град.
б) со стороны жира
д(" = д<; + 2^ = 93 + 200 105 -
р а2 261
= 173 град.
Следовательно, принятые ранее
температуры стенок (193 и 173° С)
совпадают с конечными результата-
ми расчета. Если же они не совпа-
дают, то необходимо сделать новый
вариант расчета.
Деаэратор для жира предназначен для удаления воздуха,
растворенного в жире, который является одним из основных
факторов, вызывающих потемнение жирных кислот в процессе
обработки их при высокой температуре.
В качестве деаэратора жира применяют вертикальный цилин-
дрический стальной аппарат со сферическими крышкой и дни-
щем (рис. 11); аппарат рассчитан для работы под вакуумом.
Работа деаэратора построена на следующем принципе: жир, по-
даваемый в аппарат под избыточным давлением до 3 ат, при по-
мощи трех горизонтальных форсунок разбрызгивается, образуя
развитую поверхность, создающую благоприятные условия для
выделения воздуха. Воздух непрерывно удаляется из аппарата.
Нижняя часть аппарата является сборником деаэрированно-
76
го жира; через патрубок она соединяется с насосом для откачки
жира.
Деаэратор снабжен штуцерами для присоединения к вакуум-
ной линии, мерным стеклом и необходимыми приборами для ре-
гулирования и контроля.
Для достижения необходимой глубины дегазации жира оста-
точное давление в аппарате должно быть не выше 60 мм рт. ст.
Заданными параметрами для удаления воздуха из жира яв-
ляются следующие:
объем жира, подлежащего обработке
при 0° С
Уж= — = 2511 =2 8 м3;
Р 930
при 126° С
начальное содержание растворенного воздуха в жире при
IP С, составляет 15% объемных;
конечное содержание воздуха в деаэрированном жире, отне-
сенное к 0° С, —2,5% объемных.
В процессе деаэрации из жира удаляется воздух в количестве
У = 2,8 (0,15 — 0,025) = 0,35 м3/ч,
а по весу g = 0,35- 1,29 = 0,45 кг/ч, где 1,29 — вес 1 м3 воздуха
при 0° С.
- Вместе с воздухом удаляется в виде паров около 40% влаги,
содержащейся в жире:
gB = 2575 0,008 • 0,4= 8 2 кг/ч.
где 0,008 — количество влаги в жире до деаэратора, кг/кг.
Необходимая площадь поперечного сечения деаэратора опре-
деляется уравнением
F = 4^- = 1,2 м2, (1-25)
a 2,5
где а-—оптимальная плотность орошения; а находится в преде-
лах 3,0—2,5 м31(м2-ч). При этой площади деаэратора
принимают его диаметр D = 1,2 м.
Активную часть (верхнюю) деаэратора для размещения фор-
сунок и разбрызгивания жира определяют из отношения Н : D.
Это отношение колеблется от 0,75 до 1,2. Принимая Н : D = 1.
находят Н = 1,2 м.
Нижняя часть аппарата служит сборником для деаэрирован-
ного жира. Рассчитывая емкость его на двадцатиминутный запас
(0,3 ч), получают вместимость сборника
Ун = Уж • 0,3 = 3,1 • 0,3 0,9 м*.
77
Высота аппарата в приемной части жира
/г = VH:F = 0,9: 1,131 = 0,8 м,
где F— площадь сечения аппарата при D = 1,2 м\ F = 1,131 м2.
Полная высота аппарата
Нп = Н + h = 1,2 + 0,8 = 2 м.
Производительность тангенциальных форсунок разбрызгива-
ющего устройства деаэратора определяют из уравнения
Л = 85 • p0-475d°-86 = 85 • 3°-475 . 9°-86 = 952 л/ч = 0,952мР/ч,
(1-26)
где 85 — постоянная величина, характерная для данного типа
форсунки;
р — избыточное давление жира перед форсункой; р = 3 аг,
d — диаметр выходного отверстия форсунки; d = 9 мм.
Количество форсунок
Деаэратор для конденсата. Деаэратор служит для удаления
из воды растворенных газов. Наиболее приемлемой средой для
десорбции газов из воды является водяной пар.
Для дегазации конденсата принимают распространенный
струйный деаэратор атмосферного давления. Аппарат (рис. 12)
представляет собой вертикальный стальной сварной цилиндр
с конусной крышкой без днища. Внутри деаэратора расположе-
ны четыре ситчатые тарелки с отверстиями диаметром 4 мм. Во-
да, стекая вниз, поступает последовательно на все четыре тарел-
ки, проходит через отверстия, разбиваясь при этом на большое
число тонких струй, что создает развитую поверхность дегазации.
Ситчатые тарелки замедляют скорость прохождения воды через
деаэратор, удлиняя время пребывания воды в деаэраторе, и
предотвращают разрыв струи на капли. Этим увеличивается ин-
тенсивность десорбции газов.
Количество поступающего конденсата Вк = 500 • 2,575 =
= 1288 кг = 1,3 т.
Водяной пар в ‘количестве 10 кг на 1т конденсата или
(1,3 т X Ю) 13 кг[ч поступает через распределительный канал.
Поднимаясь вверх навстречу стекающей воде при температуре
ее на входе около 100° С, пар увлекает с собой выделившиеся
газы.
В верхней части деаэратора пар, насыщенный выделенными
из воды газами, через штуцер удаляется в атмосферу.
Деаэрированная вода с последней тарелки стекает в горизон-
тальный приемник, который одновременно является расходным
сборником.
78
Поверхность контактирования воды, необходимую для удале-
ния из нее газов, определяют по уравнению
F = 2,3 1g -^=^1- м2, (1-27)
k -^2
Рис. 12. Схема деаэратора для конденсата:
1 — корпус; 2 — приемник для деаэрированной воды; <3 —
вход воды; 4 — вход пара; 5 — выпуск паровоздушной смеси;
6 — выпуск деаэрированной воды.
где W— часовой расход воды (для расчета принимают полутор-
ный запас); W = 2000 кг/ч-,
с — теплоемкость воды; с= 1 ккал! {кг • град);
79
tx и t2— температура воды на входе и выходе из деаэратора;
/п — температура насыщения пара при рабочем давлении
в головке деаэратора.
При определении средней разности температур рекомендуется
принимать %— t2 = 0,25—1° С в зависимости от необходимой
глубины деаэрации.
Значение коэффициента теплопередачи k можно принять
12000 ккал/ (м2 ч • град) [10].
Для расчета принимают температуру воды на входе ti =
= 85° С (с учетом потерь 15° С во время перекачки воды), абсо-
лютное давление пара 1,2 ат (% = 104° С); — t2 = 0,25° С. По-
верхность контактирования составит согласно уравнению (I—27)
? = -20-00--- 2,3 1g -- ~ -- = 0,72 м2.
12 000 0,25
Поверхность каждой струйки, стекающей из отверстия сита
вниз, определяется уравнением
f = 4,2J/J(l + — У'75-1' =
|Д h )
= 4,2
0,004
— 1 = 0,00393
где d — диаметр отверстия сит; d = 0,004 ж;
h — уровень воды на ситах; h = 0,1 я;
I — длина каждой струйки; I = 0,4 м.
Количество отверстий в каждом сите
1Г 2,0 г 1 л
п =--------7=— =--------------т= = 51, (1-28)
775042/ h 7750 • 0,0042 / 0,1
где 7750 — коэффициент.
Всего должно быть струек
Z == — = - °-’7-2- - = 183.
f 0,00393
Число сит в деаэраторе равно
Z 183 о л
пг= — —-------= 3,6; принимается 4,
п 51
Диаметр аппарата принят 500 мм.
Выпарной аппарат для глицерина предназначен для упарива-
ния глицериновой воды с доведением концентрации глицерина
до 86—88%, т. е. до уровня, предусмотренного ГОСТом для гли-
церина сапонификата.'
Для упаривания глицериновой воды, получаемой при рас-
щеплении жиров, применяют обычно двухкорпусный аппарат не-
прерывного действия, прямого тока, без отбора пара (рис. 13).
Аппарат работает следующим образом.
80
К бакуум-
С
6 Заказ 1236
81
Глицериновая вода из коробки 1 насосом 2 через регулятор
подачи 3 непрерывно подается в выносной подогреватель 4 пер-
вого корпуса аппарата. Испарение воды из глицеринового рас-
твора происходит в испарителе 5. Из конуса испарителя более
концентрированный раствор по наружной циркуляционной тру-
бе 6 возвращается в выносной подогреватель. Кратность цирку-
ляции регулируется уровнем жидкости в кипятильных трубах
подогревателя. При нормальных условиях кратность циркуля-
ции составляет 20—30. (по весу).
Часть упаренного раствора (полупродукта) из конуса испа-
рителя 5 через регулятор уровня 7 отводится в выносной подо-
греватель 8 второго корпуса аппарата. Готовый глицерин не-
прерывно удаляется из конуса второго испарителя 9 через от-
водчик 10.
Водяной пар, образовавшийся в первом корпусе (вторичный
пар), отводится в выносной подогреватель 8 второго корпуса,
где он используется для испарения частично упаренной глице-
риновой воды. Благодаря тому, что во втором корпусе поддер-
живается вакуум, температура пара выше температуры кипения
глицериновой воды в этом аппарате.
Конденсат из межтрубного пространства выносного подогре-
вателя 8 отводится через автоматический отводчик И.
Вторичный водяной пар, образующийся в испарителе второ-
го корпуса аппарата через сепаратор 12 поступает в барометри-
ческий конденсатор 13. Вакуум в системе поддерживается при
помощи поршневого вакуум-насоса.
Для расчета поверхности нагрева и параметров процесса
принимают:
Количество глицериновой воды, поступающей в выпар-
ной аппарат после понизителя давления (G), кг/ч . . 1400
Температура глицериновой воды (ZH), °C ............ 85
Начальная концентрация глицериновой воды1 (ax),% . . 15,2
Конечная концентрация упаренного глицерина (а?.), % 86
Абсолютное давление греющего водяного пара, подавае-
мого в нагреватель первого корпуса аппарата (В), ат 4
Температура греющего пара (/п), °C................. 143
Абсолютное давление во втором корпусе аппарата (р), ат 0,15
Количество воды, испаряющейся в обоих корпусах выпарного
аппарата, определяют по формуле
= —1400fl — -^Ц = 1153 кг!ч. (1-29)
\ Од / \ 86 /
Количество образующегося глицерина сапонификата
Вс = G— = 1400= 247 кг/ч. (1-30)
а2 86
1 Концентрация глицериновой воды принята с учетом того, что при про-
хождении .через понизитель давления она повышается на 1,5—'2% за счет
испарения части влаги при снижении давления.
82
Вода испаряется в обоих корпусах выпарного аппарата не-
равномерно.
Исходя из практических данных, установленных для прямо-
точной выпарки, принимают (предварительно) соотношение ве-
совых количеств воды, выпариваемой в первом и втором корпу-
сах аппарата, с учетом самоиспарения '
Следовательно, количество воды, выпариваемой в первом кор-
пусе аппарата, будет
W7’ w • 1 П53-1 Cl-n ,
W i =--------= —-------= 550 кгч.
1 + 1,1 2,1
Количество воды, выпариваемой во втором корпусе аппарата:
Г -1,1 1153-1,1 спо ,
1К2 =------— =----------— = 603 кг ч.
1 + 1,1 2,1
Конечная концентрация глицерина в первом корпусе выпар-
ного аппарата (или начальная концентрация во втором корпу-
се) равна
„ _ <+i _ 1400-15,2 цело/
£Zo — ------- -- --------- -- ZO I) уп .
G — W' 1400 — 550
Конечная концентрация глицериновой воды во втором кор-
пусе выпарного аппарата, как обусловлено выше, а2 = 86%.
Как известно, температура кипения растворов выше темпе-
ратуры кипения воды при том же давлении, т. е. растворы обла-
дают температурной депрессией.
При расчете температурной депрессии обычно исходят из
вычисленных концентраций, поскольку в вертикальных выпар-
ных аппаратах с многократной циркуляцией средняя концентра-
ция незначительно отличается от конечной.
По найденным концентрациям раствора в корпусах выпар-
ного аппарата необходимо найти потери температур:
от повышения концентрации глицерина; -
от влияния гидростатического давления вышележащих сло-
ев глицерина;
от гидравлического сопротивления паропровода между пер-
вым и вторым корпусами выпарного аппарата.
Для нахождения температурных потерь от повышения кон-
центрации глицерина необходимо определить температуру кипе-
ния глицериновой воды в обоих корпусах и на их основе найти
температурную депрессию концентрации А(депр, которая являет-
ся разностью между температурами кипения воды и водного
раствора глицерина.
Разность абсолютных давлений между греющим паром, по-
ступающим из котельной, и остаточным давлением вторичного
пара во втором корпусе составит
Др = Р — р = 4 — 0,15 = 3,85 ат.
6*
83
Принимают предварительно, что распределение давлений в
паровом пространстве обоих корпусов происходит равномерно
и тогда
л' 3,85 < пп-
Лп, = —- = —— = 1,925 ат.
2 2
При этом абсолютное давление вторичного пара в выпарном
аппарате составит:
во втором корпусе р = 0,15 ат (по заданию);
в первом корпусе Рх = р + = 0,15 + 1,925 = 2,0,75 ат.
Температуру кипения глицериновой воды при различных
.давлениях можно рассчитать исходя из правила линейности
химико-технических функций. По этому правилу отношение раз-
ности температур кипения глицериновой воды при двух произ-
вольно взятых давлениях к разности температур кипения воды
.при тех же давлениях есть величина постоянная. Эта зависи-
мость выражается следующим уравнением:
/Т К = (1-31)
где 1Г и /' —температура кипения глицериновой воды при раз-
ных давлениях;
% и %—температура кипения воды при тех же давлениях.
Для глицериновой воды концентрацией а3 = 25,0% при дав-
лении 250 и 760 мм рт. ст. (см. приложение 11) и для воды при
том же давлении эти показатели характеризуются следующи- I
ми величинами (табл. 15). j
Таблица 15 j
Давление, мм рт. ст. ! Температура кипения, °C
воды глицериновой воды концентрацией 25,0%
250 71,5 73,4
760 100 102,3
температуры кипения водк и
(I — 31), находят
73.4 — 102,3 _ । q
71,5—100
глйцери-
Подставляя значения
новой воды в уравнение
К =
По величине коэффициента К находят температуру
глицериновой воды при избыточном давлении 2,075
< 2,075-735 = 1525 мм рт. ст.
K=P-t^
/в —
кипения
ат, или
73,4 —
= 1Д
71,5 — 120,3
1 84
откуда температура кипения глицериновой воды tTt = 122,2° С.
В этом уравнении tB1 —температура кипения воды при давлении
2,075 ат абсолютных; 4, = 120,3° С.
Температура кипения глицериновой воды концентрацией 86%
и воды при давлении 100 и 760 мм рт. ст. показана в табл, 16.
Таблица 16
Давление, мм от. ctr\ . Температура кипения. °C
воды глицериновой воды концентрацией 86%
100 51,57 75,4
760 100 131,2
Подставляя эти значения в уравнение (I—31), находят вели-
чину коэффициента
= Z5:.4-131,2 = j
51,57 — 100
По коэффициенту Ki находят температуру кипения глицерино-
вой воды при абсолютном давлении 0,15 ат или ПО.яж рт.ст.:
51,57 — 53,6 ’ ’
откуда /г2 = 77,7° С.
В этом уравнении температура кипения воды при абсолютном
давлении 0,15 ат, tB,_ = 53fi°C.
Температурную депрессию концентрации глицерина находят
из табл. 17.
Таблица 17
Номер корпуса выпарного аппарата Концен- трация глицерина, % Абсолют- ное дав- ление вторичного пара, ат Температура кипения, °C Температурная депрессия, °C
глицерино- вой воды ВОДЫ
I 25 2,075 122,2 120,3 122,2— 120,3 = 1,9 = Д tg'
II 86 0,15 77,7 53,6 77,7 — 53,6 = 21,1-= Д 1g"
Полная потеря температур от повышения концентрации Д /депр= 26,0.
Потеря температуры от разностей гидростатического давле-
ния определяется уравнением
Арг =----—— ат, (1-32)
10 000 - 2 '
где р — плотность глицериновой воды при рабочей температуре
(в кг/м3) равна:
85
а) в первом корпусе р] = 1021 кг/м3',
б) во втором корпусе р2 = 1170 кг1мъ-,
Н — высота труб подогревателя равна 3 м.
Принимают, что высота столба жидкости составляет пример-
но половину от высоты нагревательных труб. Следовательно, по-
вышение гидростатического давления в первом корпусе выпарно-
го аппарата
А Р1Я 1021 -3 п , -
Apr, = —с--- =--------- = 0,15 ат.
10000 • 2 10000 2
Таким образом, расчетное абсолютное давление в среднем слое
Р' = Л + Дрг> = 2,075 + 0,15 = 2,225 ат.
Повышение гидростатического давления во втором корпусе
выпарного аппарата
А р2Я 1170 3 п
Лрг, = -—Г2---=----------= 0,176 ат.
10000 • 2 10000 • 2
Расчетное абсолютное давление в среднем слое
Р” = р + ДрГ2 = 0,15 + 0,176 = 0,326 ат.
Температура вторичного водяного пара при абсолютном дав-
лении Р] = 2,075 ат равна tnt = 120,3° С, при абсолютном дав-
лении Р'= 2,225 ат составляет = 123° С.
Отсюда потеря температуры от гидростатического эффекта
в первом корпусе
Л^.э = 123—120,3 = 2,7 град-
По аналогичному расчету находят потерю температуры вто-
ричного водяного пара во втором корпусе выпарного аппарата
Д4 Э = 71,4 — 53,6 = 17,8 град.
где 71,4° С — температура вторичного пара при Р"абс =0,326 ат.
Гидростатический эффект в двух корпусах
А4.э = А4.э + А4.э = 2,7 -ф 17,8 = 20,5 град
Потерю температуры в паропроводе от гидравлического со-
противления между первым и вторым корпусом и принимают по
практическим данным Д/Г.с = Г С.
Сумма всех температурных потерь в двухкорпусном аппарате
составляет
SA£ = А^де:1р А4.э 4- Д4.с = 26,0 4- 20,5 4- 1 =47,5 град.
После того как найдены все температурные потери для каж-
дого корпуса выпарного аппарата, определяют полезную раз-
ность температур во всей установке
& = tn — (/в, 4- SAZ) = 143 — (53,6 4- 47,5) = 41,9° С. -
86
Определение истинной температуры кипения
глицериновой воды по корпусам
Истинная температура кипения определяется уравнением
/кип — /в.п + А/депр + ^г.э + А^Г.С-
Таким образом, температура кипения раствора в выпарном
аппарате:
во втором корпусе t2 = 53,6 + 24,1 + 17,8 = 95,5° С;
в первом корпусе = 120,3 + 1,9 + 2,7 + 1 = 125,9° С.
Температурный режим в отдельных корпусах, составленный
на основе' этих расчетов, приведен в табл. 18.
Таблица 18
Показатели Первый корпус Второй корпус
обозна- чения I обозна- чения II
Абсолютное давление вторичного па-
ра, ат............................
Теплосодержание вторичного пара,
ккал/ кг..........................
Температура вторичного пара, °C . .
Потеря разности температур в паро-
проводе между первым и вторым
корпусами, °C.....................
Температура греющего пара, °C . . .
Теплосодержание греющего пара,
ккал)кг ..........................
Потеря температуры от повышения
концентрации раствора, °C ... .
Потеря температуры от гидростатиче-
ского эффекта.....................
Температура кипения раствора в дан-
ном корпусе, °C...................
Р1 2,075 Р 0,15
4 ^П1 646,3 • 120,3 Z2 620,5 53,6
^г.с 1,0 — —
143 С 119,3
653,9 646
Д ^депр 1,9 Д ^депр 24,1
Кэ 2,7 Кэ 17,8
4 125,9 4 95,5
Расчеты, приведенные выше, произведены из условия предва-
рительного распределения количеств выпариваемой воды W j
и U7' по корпусам.
На основании коэффициентов самоиспарения полученные
ранее результаты уточняют.
Коэффициент самоиспарения р показывает количество воды,
выпариваемой в п-м корпусе за счет тепла самоиспарения рас-
твора. В зависимости от начальной температуры раствора зна-
чение коэффициента самоиспарения может быть положитель-
ным, или отрицательным, или равным нулю. Отрицательное или
нулевое значение коэффициента бывает в том случае, когда тем-
пература раствора соответственно ниже или равна температуре
кипения для данного корпуса.
87
Для первого корпуса коэффициент самоиспарения находят по
уравнению
/н —6 _ 85— 125,9
ц — 6 646,3— 125,9
— 0,0786.
(1-33)
= 657 кг/ч, (1-34)
Аналогично для второго корпуса
R _ G 95,5__g 05
6 — 6 620,5 — 95,5 ’
Расход пара, подаваемого в первый корпус, с учетом коэф-
фициента самоиспарения определяют по уравнению
уу _ 1^ — Gcr (2(6 + Р2) _
Х~ 2 — р2
__ 1153 — 1400 0,95 [2 (—0,0786) + 0,058]
2 — 0,058
где G — количество глицериновой воды, поступающей в первый
корпус; G = 1400 кг/ч\
сг — теплоемкость первой глицериновой воды концентра-
цией = 15,2% при температуре 1п = 85° С. Теплоем-
кость первой глицериновой воды сг находят интерпо-
ляцией по данным,, приведенным в приложении 14, сг =
= 0,95 ккал/ (кг град).
Удельный расход пара на упаривание глицериновой воды в
двухкорпусном аппарате
D„ = = 657 = 0,57 кг!кг.
° W 1153
Часовой расход пара с учетом 5% потерь будет:
D4 = 657 1,05 = 690 кг/ч.
По вычисленному расходу греющего пара находят фактиче-
ское количество воды, выпариваемое по корпусам.
Для упрощения расчета коэффициенты испарения ор и «2
принимают равными единице. Такие допущения не вносят боль-
ших погрешностей в расчеты.
В первом корпусе вода испаряется в количестве
% Gcrpx = 657 1 % 1400 • 0,95 (— 0,0786) = 552 кг/ч.
(1-35)
Во втором корпусе
IT'2 = D2a2 + (Gcr-IT'i)P2 =
= 552 • 1 + (1400 0,95 — 552) 0,058 = 598 кг/ч, (1-36)
где О2 — расход греющего пара во втором корпусе;
D.1 = Wl = 552 кг/ч.
Общее количество выпаренной воды
W = + Г2 = 552 + 598 = 1150 кг/ч,
88
что удовлетворяет заданным условиям, так как отклонение от
положенного в основу расчета количества составляет лишь
1153- 1150 1(Ю = 0 3 .
1150
Распределение полезной разности температур
по корпусам
Для расчета принимают, что оба корпуса выпарного аппа-
рата должны иметь равные поверхности. При этом полезная
разность температур распределяется между корпусами прямо
пропорционально их тепловым нагрузкам и обратно пропорцио-
нально коэффициентам теплопередачи:
^2 _ _0г_ (1-37)
#1 Q1 ' k2 1
Вместо тепловых нагрузок Qi и Q2 по корпусам с достаточ-
ной точностью можно принять производительность по выпари-
ваемой воде, т. е.
Qi : Q2 = W,: Г2,
тогда уравнение (I—37) примет следующий вид:
. А . (1-37а)
Г1 k2
По практическим данным для корпусов выпарной установки
принимают следующие коэффициенты теплопередачи, ккалЦм2-
ч-град): kx = 600; k2 = 350. Коэффициент теплопередачи k2
снижается вследствие увеличения вязкости глицериновой воды
при повышении концентрации и понижении температуры.
Подставляя эти значения в уравнение (I—37а), получают
+, ___________________ 598 • 600 _ ] 86
~+ 552 • 350 ~ ’
Так как полезная разность температур б = 41,9 град, то сред-
няя разность температур составит для корпусов:
„ А1 41,9 , . „ я
первого К =---------=-------= 14,7 град;
* 1 1 + 1,86 2,86
второго = 9 — &! = 4'1,9 — 14,7 = 27,2 град,
Определение поверхности нагрева
выносных подогревателей
Величину поверхности нагрева подогревателя первого корпу-
са определяют по формуле
F = Д1 (>1~*п) = 657 (653,9- 143) = 38 j м2
1 Mi-0,95 600-14,7-0,95
Поверхность нагрева подогревателя второго корпуса
= m 5S2 (646—1|9.3)_ = 30 6 Я,
fe2ft2-0,95 350-27,2-0,95
89
где 0,95 — коэффициент, учитывающий тепловые потери через
поверхность, соприкасающуюся с паром и раствором;
t’ и —теплосодержание (температура) конденсата первого
и второго корпусов.
Поверхности нагрева обоих аппаратов согласно условию рас-
чета оказались близкими.
К установке принимают двухкорпусный выпарной вакуум-
аппарат непрерывного действия общей поверхностью 2x40 =
= 80 м2, что создает некоторый резерв на случай поступления
глицериновой воды более слабой концентрации.
Рис. 14. Номограмма для определения темпе-
ратуры кипения глицериновой воды различной
концентрации.
Установка выпарного аппарата из корпусов одинаковой по-
верхности обеспечивает однотипность оборудования и удобна в
эксплуатации.
Съем влаги с 1 м2 поверхности нагрева выпарного аппарата
по расчету
w = Гх+I^ = -±52 + 59^ = 16
Л-тС2 38,1 + 30,6
90
В двухкорпусном выпарном вакуум-аппарате можно выпа-
рить воду в количестве
W = 16,7 -80= 1336 кг/ч.
Температуру кипения глицериновой воды различной концен-
трации в зависимости от температуры (давления) кипения воды
можно найти, пользуясь номограммой, составленной на основе
правила Дюринга инж. Карр, Таундзенд и Беджер (рис. 14). По
этой же номограмме можно найти температурную депрессию
растворов глицерина; она представляет собой разность между
температурами кипения глицерина и чистой воды при одинако-
вом давлении.
Расход воды на конденсацию вторичного пара в выпарной
установке непрерывного действия приведен в табл. 19.
Таблица 19
Статьи расхода
Конденсация 598 кг/ч вторичного пара в баро-
метрическом конденсаторе смешения
О2 («г— tB. к) 598 (620,5—45)
(<в. k-Zb. и) Ю00 = (45-20) 1000 '
где г2— теплосодержание вторичного пара, равное
620,5 ккал/кг;
/в н—начальная температура (теплосодержание)
воды, равная 20° С;
tB к— конечная температура (теплосодержание)
воды, равная 45° С
Охлаждение цилиндра вакуум-насоса, считая
по 0,8 м3/ч
60
51,8 13,8 331,2
3,2 0,8 19
Всего......... . 55,0 14,6 350,3
Удельный расход воды на конденсацию вторичного пара, от-
несенный ко всему количеству влаги, выпариваемой из глицери-
новой воды, составит:
14 600 ,а ,
К’ =------= 13 кг кг,
1153
где 1153 — количество воды, выпариваемой в обоих корпусах.
91
ЧАСТЬ II
дистилляция ГЛИЦЕРИНА
ДИСТИЛЛЯЦИЯ и РЕКТИФИКАЦИЯ
жирных кислот
Глава 1
• ДИСТИЛЛЯЦИЯ ГЛИЦЕРИНА
И ОЧИСТКА ГЛИЦЕРИНА ИОНООБМЕННЫМИ СМОЛАМИ
СХЕМЫ ДИСТИЛЛЯЦИИ ГЛИЦЕРИНА
Для большинства отраслей промышленности, потребляющих
глицерин, требуется продукт светлый, чистый, с минимальным
содержанием примесей. Такой продукт в настоящее время полу-
чают дистилляцией сырого глицерина с водяным паром в вакуу-
ме. Одновременно с очисткой при этом достигается повышение
концентрации глицерина.
Исследовательские и экспериментальные работы показали,
что достаточно чистый глицерин, не уступающий по качеству
дистиллированному, может быть получен в перспективе также
обработкой глицериновой воды, получаемой при безреактивном
расщеплении жиров, ионообменными смолами специальных
марок.
Способом дистилляции получают несколько сортов глицери-
на, отличающихся как концентрацией, так и содержанием при-
месей.
Дистилляция глицерина полунепрерывным методом. Техно-
логическая схема дистилляции глицерина полунепрерывным ме-
тодом изображена на рис. 15. Сырой глицерин из промежуточной
коробки 1 непрерывно поступает в подогреватель 2, в котором
подогревается глухим паром до температуры 85—90° С, подсуши-
вается и деаэрируется. Отсюда глицерин засасывается в дистил-
ляционный куб 5; в последнем он нагревается глухим паром до
170—180° С и перегоняется в смеси с острым перегретым водя-
ным паром.
Смесь паров — глицероля и воды —поступает в колонну воз-
душных конденсаторов 6, где и происходит конденсация основ-
92
Вакуум
93
ной массы дистиллируемого глицерина. Дистиллят стекает в
концентраторы 7, там он дополнительно подсушивается глухим
паром. Коробка 13 на весах служит для приема дистиллирован-
ного глицерина. С весов глицерин откачивают в промежуточный
приемник и далее на оклад готовой продукции или на отбелку.
Водяные пары с небольшим количеством глицероля из воз-
душных конденсаторов переходят в три последовательно распо-
ложенных трубчатых водяных конденсатора 8, 9 и 20. В конден-
саторе 8 конденсируются пары глицероля и примерно тройное
количество водяного пара. Образующийся при этом водный рас-
твор глицерина (так называемая сладкая вода) собирается в
сборнике 10, из которого он передается на упаривание после
предварительной щелочной нейтрализации; упаренный глицерин
снова поступает на дистилляцию. Водный конденсат, образую-
щийся в конденсаторе 9, содержит небольшое количество глице-
рина. Он собирается в резервуаре 17, откуда поступает в сбор-
ник //и перекачивается в расщепительно-глицериновый цех для
использования при расщеплении жиров.
Остаточное давление в дистилляционной установке
20 мм рт. ст. поддерживают при помощи поршневого сухого ва-
куум-насоса.
Для подогрева глицерина в процессе дистилляции до 170—
180° С требуется водяной пар при абсолютном давлении 16 ат.
Если в заводской котельной пар такого давления получить нель-
зя, то устанавливают локальный парообразователь (на схеме не
показан) с замкнутой циркуляцией. Для присадки в процессе
дистилляции применяют перегретый до 190° С водяной пар при
избыточном давлении 0,8 ат. В случае необходимости перегрев
пара осуществляют в перегревателе 4.
Поступление сырого глицерина в куб и отвод дистиллята про-
исходит непрерывно. Постепенно в кубе накапливается неди-
стиллируемый остаток — гудрон. По мере его накопления ско-
рость дистилляции уменьшается. Через определенный
промежуток времени, который зависит от содержания примесей
в глицерине, в дистилляционном кубе накапливается большое
количество гудрона и скорость дистилляции заметно снижается.
При этом питание куба свежим глицерином прекращают, повы-
шают температуру находящейся в нем смеси глицерина с гуд-
роном на 5—8° С (до 180—185° С) и отгоняют из нее максималь-
но возможное количество глицерина. Затем отключают дистил-
ляционный куб от вакуумной системы и сливают горячий гудрон
в промежуточный приемник.
Если вязкость гудрона оказывается настолько высокой, что
он не сливается из дистилляционного куба, то гудрон разбав-
ляют осторожно горячей водой.
После спуска гудрона куб промывают один-два раза горячей
водой и установку снова включают в работу.
94
Приведенная схема дистилляции глицерина довольно широ-
ко применяется на наших предприятиях, она обеспечивает полу-
чение продукции, соответствующей ГОСТу. Одним из недостат-
ков, свойственных этой схеме, является наличие в ней воздуш-
ных конденсаторов для паров глицерина, что затрудняет стаби-
лизацию режима, особенно в летний период и в районах с высо-
кой температурой воздуха.
Непрерывная дистилляция глицерина. Инженер Е. Е. Файн-
берг предложил перевести работу дистилляционных установок
на непрерывный процесс, что достигается непрерывным отводом
из куба недистиллируемого остатка; при этом не требуется
перезарядка дистилляционного куба и производительность дис-
тилляционной установки повышается на 20—25% по сравнению
с дистилляцией глицерина полунепрерывным методом. Посколь-
ку всю систему подогрева и конденсации глицерина в дистилля-
' ционной установке рассчитывают на ее максимальную произво-
дительность в первые часы работы, при переводе установки на
непрерывную работу необходимо модернизировать только кон-
струкцию дистилляционного куба.
Сокращение длительности пребывания глицерина в дистилля-
ционном кубе при непрерывной работе позволит уменьшить от-
ходы продукта в гудрон, так как при этом уменьшается воз-
можность полимеризации глицерина.
Дистилляционный куб непрерывного действия описан на
стр. 112.
Схема дистилляции глицерина без применения острого пара.
На рис. 16 приведена схема дистилляции глицерина системы
Скотт, одной из отличительных особенностей которой является
то, что конденсация паров глицероля происходит в водяных кон-
денсаторах, а процесс собственно дистилляции производится без
применения острого пара.
Глицерин сырец поступает в осушитель 1, в котором при ос-
таточном давлении 35—40 мм рт. ст. его дополнительно упари-
вают. Испаряющаяся влага конденсируется в трубчатом конден-
саторе 2. Конденсат, содержащий некоторое количество увлечен-
ного глицерина, в виде сладкой воды стекает в сборник 3, а от-
туда возвращается в выпарной аппарат.
Частично подсушенный глицерин непрерывно переходит в вы-
носной трубчатый подогреватель, находящийся в нижней части
дистилляционного куба 4. Трубчатка обогревается водяным па-
ром при избыточном давлении И—14 ат. Остаточное давление в
кубе поддерживают 1—3 лш рт. ст. Принудительная циркуляция
глицерина в трубчатом подогревателе осуществляется при помо-
щи специального устройства.
Пары глицероля в смеси с некоторым количеством воды, ис-
парившейся из дистилляционного куба, поступают в первый
(главный) трубчатый конденсатор 5 для глицерина. Вспомога-
95
тельный трубчатый или змеевиковый конденсатор 6 служит ре-
гулятором работы первого конденсатора. Дистиллированный
глицерин непрерывно стекает в холодильник 7, из которого насо-
сом 8 откачивается на склад по трубе 9.
Несконденсировавшиеся пары воды и глицероля переходят
во второй трубчатый конденсатор 10. Конденсат —сладкая во-
да— собирается в сборнике 11, из которого поступает на выпа-
ривание.
Несконденсировавшиеся пары воды и газы из конденсато-
ра 10 при помощи эжектора 12 подаются в последний водяной
Рис. 16. Схема дистилляции глицерина системы Скотт.
конденсатор 13. Конденсат из него откачивается насосом 14, в
зависимости от содержания глицероля его спускают в канали-
зацию либо передают в расщепительно-глицериновое отделение.
Остаточное давление в системе 1—3 мм рт. ст. создается при
помощи эжекторов 12, 15 и вакуум-насоса 16.
Гудрон из куба отводится непрерывно в вакуум-приемник 17,
который разгружают периодически.. Перед разгрузкой из гудро-
на отгоняют дополнительно некоторое количество глицерина.
При нагревании дистилляционной установки в период выво-
да ее на режим, например после выходного дня, некоторое коли-
чество глицерина конденсируется в хвостовом приемнике, рас-
96
положенном концентрически вокруг испарительной камеры ку-
ба 4. Этот глицерин периодически выводят из системы через
вакуум-приемник 18 и возвращают на повторную дистилляцию.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Продуктовый баланс дистилляции глицерина приводится на
примере установки, работающей по схеме, изображенной на
рис. 15, производительностью G = 500 кг/ч.
Для расчетов оборудования, расхода пара и воды принима-
ется следующий состав глицерина, полученного при безреактив-
ном расщеплении жиров’ (табл. 20).
Таблица 20
Состав сырого глицерина
Содержание
кг
Глицероль Гл 86 430
Зола и органические нелетучие
вещества П ' 0,7 3,5
Вода g 13,3 66,5
Всего
100 500
Отходы в гудрон состоят из золы, органического нелетучего
остатка и глицероля (в полимеризованном и неизмененном виде).
По данным жироперерабатывающих заводов, количество гли-
цероля в гудроне составляет 30—40% от массы (веса) его. Для
расчетов принимают ГлГ = 35%.
Количество образующегося гудрона составит
п G-П 500-0,7 с .
\М — ГлГ
Количество глицероля в
Г __ Ог • Глт
г~ 100
Отходы глицероля в сладкой воде согласно приведенным ни-
же расчетам (см. стр. 120) составляют Гл7 = 22 кг. После упари-
вания этот глицерин возвращается на повторную дистилляцию.
Потери при упаривании (Пв) равны 2%. Потери глицероля на
данной операции к массе (весу) глицерина, направляемого на
дистилляцию, составляют
Гв = ГлтД, = 22д% = 0
100 100
100 — 35
гудроне
5'4’35 ^ 1,9 кг.
100.
7 Заказ 1236
97
Содержание глицероля в водном конденсате, образующемся
во втором водяном конденсаторе, составляет примерно Глд =
= 7,4 кг (расчет см. стр. 121).
Конденсат вместе с содержащимся в нем глицерином возвра-
щается в процесс расщепления. При обработке глицериновых вод
теряется, как указывалось выше, 5% глицероля. Безвозвратные
потери глицероля при этой операции составляют
Г = = 0,4 кг.
р 100 100
Прочие безвозвратные потери при дистилляции (угар), по
, данным жироперерабатывающих заводов, колеблются от 0,3 до
0,5% к исходному глицерину. Принимают Гу = 0,4%, или по мас-
се (весу)
G-0,4 500-0,4 o
------ =--------— = 2 кг.
y 100 100
Суммарные отходы и потери глицероля при однократной дис-
тилляции
Sp = Гг + Гл7 + Гл9 + Гу = 1,9 + 22 + 7,4 + 2 = 33,3 кг.
Суммарные безвозвратные потери глицероля при однократной
дистилляции с учетом возврата глицероля, содержащегося в
сладкой воде и конденсате:
Sr = Л + Гв + Гр + Гу = 1,9 + 0,4 + 0,4 + 2 = 4,7 кг.
Выход дистиллированного глицероля при однократной дистил-
ляции
ZX = Гл — Sp = 430 — 33,3 = 396,7 кг.
То же, в процентах к исходному глицеролю:
г Г л*, • 100 396,7-100 с,
1 л„ =--------=------------- = yz,z.
Гл 430
(П-1)
Выход дистиллированного глицероля с учетом возврата гли-
цероля, содержащегося в сладкой воде и конденсате:
Пд = Гл — Sr = 430 — 4,7 = 425,3 кг.
То же, в процентах к исходному глицеролю:
д Гл 430
(П-1а)
Выход товарного дистиллированного глицерина концентра-
цией а = 98% глицероля будет:
а) при однократной дистилляции
= «^ = 4^7^
98
б) с учетом возврата глицероля
г' Гл' -100 425,3-100
Глд», = —--’----------------= 434 кг.
J а 98
Расход сырого глицерина на 1 г дистиллированного 98%-ного
определяют из уравнения
1 000 - G 1000-500 11СП
М = --------- =---------= 1152 кг,
Гл 434
Д»»
При изменении концентраций исходного или дистиллирован-
ного глицерина расход соответственно меняется.
В общем виде расход глицерина сапонификата на получение
дистиллированного глицерина (в процентах к исходному) может
быть найден
ив уравнения
Л4 = —- 100 . (П-2)
%Гд-%2г v 7
производительностью 500 кг/ч сырого глицерина
баланс приведен в табл. 21.
Для цеха
продуктовый
Таблица 21
Компоненты Количество, направлен- ное на дис- тилляцию Компоненты Количество, полученное при дистилляции
одно- кратной с учетом воз- вращаемых отходов
кг/ч кг/ч % кг/ч %
Глицерин сырой. .
В том числе
глицероль Гл
зола и нелету-
чие органи-
ческие веще-
ства П . . .
вода g ... .
500,0 100,0
430,0 86,0
3,5 0,7
66,5 13,3
Глицерин дистиллиро-
ванный 98%-ный. .
В том числе
глицероль . . . .
вода, зола и ле-
тучие органи-
ческие вещества
Отходы в гудрон Ог
В том числе
глицероль Гг . .
Отходы глицероля
в сладкой воде Гл7
в конденсате Глд
Потери глицероля . .
В том числе
угар Гу .... .
при упаривании
сладкой воды Гв
при извлечении
из конденсата
Потери воды
404,7
396,7
8,0
5,4
1,9
22,0
7,4
2,0
2,0
58,5
80,9 434,0
79,3425,3
86,80
85,06
1,74
1,08
0,4
0,56
0,4
0,08
0,08
11,56
Всего . . . 500,0 100,0
Всего . . . 500,0 100,0 500,0 100,0
7*
99
ОЧИСТКА ГЛИЦЕРИНОВЫХ ВОД ИОНООБМЕННЫМИ СМОЛАМИ
Очистка глицериновых вод от органических и минеральных
примесей методом дистилляции позволяет получить продукцию
высокого качества, необходимую для химической, фармацевтиче-
ской, косметической и других отраслей промышленности. Вместе
с тем установки, применяемые для дистилляции глицерина, до-
вольно громоздки, а процесс дистилляции осуществляется при
сравнительно высокой температуре, обусловливающей повышен-
ные потери глицерина в гудроне.
Во ВНИИЖе разработан метод и технология (М. В. Иродов
и другие) отделения глицерина от сопутствующих органических
примесей при помощи активированного угля и последующей
очистки его от солей ионообменными смолами. Процесс прове-
рен на опытно-промышленной установке Киевского мылова-
ренного завода.
По разработанному методу глицериновую воду, полученную
при безреактивном расщеплении жиров, подвергают последова-
тельной очистке, после чего упаривают до концентрации 98%.
По сообщению авторов, этим методом удается получить глицерин,
соответствующий по показателям стандарту на глицерин хими-
ческий. Приведенные ниже данные основаны на материалах
ВНИИЖа.
Принципиальная схема производства
Схема очистки глицериновых вод ионообменными смолами
изображена на рис. 17. Из коробки 1 глицериновая вода для
отделения увлеченных ею жирных кислот подается в центробеж-
ный тарельчатый сепаратор 2, делающий 5000 об/мин. В нем
удаляется из глицериновой воды до 90% жировых примесей. Из
сепаратора глицериновая вода направляется в промежуточную
коробку 3, из которой затем насосом 4 подается в мешалку 5 для
обработки активированным древесным углем.
Установлено, что эффективность очистки глицериновой воды
повышается, если ее предварительно охладить до 30° С. Поэтому
перед поступлением в мешалку 5 глицериновая вода проходит
через трубчатый холодильник 6, охлаждаемый водой.
Глицериновую воду обрабатывают активированным углем не-
прерывно; уголь поступает из бункера 7 через шлюзовый пита-
тель непрерывного действия 8.
Суспензия глицериновой воды с активированным углем по-
ступает на барабанный вакуум-фильтр непрерывного действия 9.
Для повышения эффективности фильтрации на поверхности
фильтра оставляют постоянный слой угля толщиной 5—10 мм.
Небольшой приемник 10 служит для приема из корыта ваку-
ум-фильтра части суспензии и возврата ее при помощи насоса 11
в мешалку 5.
100
Фильтрат отсасыва-
ется в вакуум-прием-
ники 12, работающие
попеременно. Из при-
емников насос 13 пе-
рекачивает очищенную
глицериновую воду в
контрольные осветли-
тельные колонные фи-
льтры 14, заполненные
активированным уг-
лем.
В жирных кислотах,
отделившихся в сепара-
торе, содержится неко-
торое количество гли-
цериновой воды. Их
возвращают в расщепи-
тельное отделение. Ес-
ли глицериновая вода
содержит повышенное
количество увлеченных
жиров, то перед на-
правлением в сепара-
тор ее пропускают че-
рез обычную жироло-
вушку 15.
Вакуум-фильтр об-
служивается мокро-
воздушным вакуум-на-
сосом 16 и воздуходув-
кой 17 с ресивером 18.
Глицериновая вода,
очищенная от жировых
примесей и осветлен-
ная, далее поступает в
батарею ионитовых
фильтров 19 для удале-
ния солей. Ионитовые
фильтры состоят из
трех пар колонн. В каж-
дую пару колонн вхо-
дит анионитовый и ка-
тионитовый фильтр.
Постоянно работают
две пары последова-
тельно установленных
Рис. 17. Принципиальная схема очистки глицерина ионообменными смолами.
101
колонн, третью пару в это время подвергают регенерации. Опыт
показал, что в первой паре колонн поглощается примерно 90%
солей, остальные 10%—во второй. Колонны смонтированы так,
что их можно включать в поток в любой последовательности.
Глицериновая вода, очищенная от примесей, собирается в при-
емной коробке 20, откуда насосом 21 передается на выпаривание.
Регенерация ионообменных смол производится растворами
каустической соды и серной кислоты.
Для промывки фильтров и для разбавления серной кислоты и
раствора щелочи применяют обессоленную воду. Для этого водо-
проводную воду пропускают через свободную в данный момент
пару анионитовых фильтров.
Продуктовый баланс
Продуктовый баланс приведен на примере очистки GIVI =
— 1000 кг глицериновой воды плотностью р = 1030 кг/мй.
Состав глицериновой воды, взятой для очистки, следующий:
Глицероль
% ........................ 14
кг ..............................140
Жировые примеси Ж. %.......................0,5
Соли а, мг-экв/л ........................... 30
Сепарирование глицериновой воды
При сепарировании глицериновой воды содержание жировых
примесей в ней снижается (по данным ВНИИЖа) с 0,5 до 0,1%.
Количество отделяющихся при этом жиров (жирных кислот и
нейтрального жира)
1000(0,5-0,1) = 4 ^
100
В отделяемых жировых примесях содержится 10% глицери-
новой воды, или по массе (весу) .
^0=4И0
100 100 I
Количество глицероля, уносимого возвратным жиром:
„ di • 14 0,4 • 14
100 100
Количество глицериновой воды, полученной после сепариро-
вания:
Сгл, = Сгл — (Xj + di) = 1000 — (4 + 0,4) = 995,6 кг.
= 0,056 кг.
102
Обработка глицериновой воды
активированным углем
Норма расхода активированного угля, по опытным данным,
принята А = 2,5 кг/т глицериновой воды. Потери жировых приме-
сей с активированным углем, принимая, что он полностью сорби-
рует и выводит из раствора оставшиеся примеси, составляют
1000-0,1 ,
Ж> =-------— = 1 кг.
100
Количество осадка, снимаемого с вакуум-фильтра, при влаж-
ности его 40% будет
О = И + Ж2)100 = (2,5+ 1)- 100 = 5 9 кг
е 100 — 40 60
Содержание глицериновой воды в осадке
, 5,9-40 о .
(L = —-----— 2,4 кг.
~ 100
Отходы глицероля с активированным углем
г ,2-14 2,4-14 „ о.
Гл2 = d—---= —-------= 0,34 кг.
100 100
Примерно половину глицероля, увлекаемого обработанным
активированным углем, можно извлечь. Таким образом, без-
возвратные потери глицероля на этой операции составят
Гл-> = 0,5 • Гл2 ~ 0,5 • 0,34 = 0.17 кг.
Количество глицериновой воды после обработки активирован-
ным углем
вгЛ2 = СгЛ1 — (d2 + Ж.) = 995,6 — (2,4 + 1) = 992,2 кг.
То же, в литрах (при плотности глицериновой воды р =
= 1030 кг/м3):
G QQ9 9
Кг = -Ci- = = о 9633 м3 = 963,3 л.
Р 1030
Количество глицероля в воде после сепарирования и очистки
активированным углем
++ = Гл — (Гл^ — Гл^) = 140 — (0,056 + 0,34) = 139,6 кг.
Концентрация глицероля в воде перед подачей на ионообмен-
ную очистку
= 2А-100 = 239++0^ =
бГЛ2 992,2 ’ /о
103
Обработка глицериновых вод
ионообменными смолами
Поглощающая способность испытанных ионообменных смол
принимается для двух фильтров — анионитового и катионитового
и = 1000 мг-экв/объем.
Следовательно, для очистки Огл = 1000 кг глицериновой воды,
или, что то же, КГл5 = 963,3 л, необходимо загрузить в фильтры
у = Угл^а
“ G- 1000
963,3 30
1000 • 1000
= 0,029 объема.
Иначе говоря, через каждый объем смолы, загруженной в
фильтры, можно пропустить
V = —5— = 34,5 объема, т. е. приблизительно 35 объемов гли-
°’029 цериновой воды.
Перед регенерацией фильтры промывают обессоленной водой.
По данным ВНИИЖа, для вытеснения глицероля, остающегося
на фильтрах, расходуется примерно четыре объема воды, из них
два объема промывной воды с высокой концентрацией глицерина
направляют на фильтры вторичной очистки, а два объема с низ-
кой концентрацией — в расщепительно-глицеринювый цех, где эту
воду используют в автоклавах для безреактивного расщепления
жиров.
При переходе на свежие фильтры после регенерации смолы в
них остается два объема воды, которые вместе с очищенной гли-
цериновой водой затем направляют на выпаривание.
Количество промывной воды, попадающей в глицериновую
воду, составляет
Г = (2 + 2) 0,029 = 0,116 объема = 11,6 %,
или по массе (ве'су)
W = Сгд,-И.6 И5 1 к
100 100
Количество промывной воды, направляемой в расщепительно-
глицериновое отделение, равно
Wp = 2-0,029 = 0,058 объема = 5,8%.
или по массе (весу)
W7 °глг • 5>8 992,2-5.8 -
Ир =----------=-------------= 57,5 кг.
100 100
Концентрация глицероля в этой промывной воде по практи-
ческим данным составляет у2 = 2%.
104
Отходы глицероля с промывными водами
г гр • 2 57,5 -2 ,
Гл. =-----= —--------= 1,2 кг.
100 100
Безвозвратные потери глицероля от неполноты промывки со-
ставляют примерно 0,4% от количества глицероля, поступающе-
го на ионообменную очистку, или по массе (весу)..
„ Глц- 0,4 139,6-0,4 п
1 лл =-------=------------= 0,56 кг
100 100 .
Общее количество очищенной глицериновой воды после
фильтров (направляемой на выпаривание)
СГЛз = (?ГЛ2+ W7 = 992,2% 115,1 = 1107,3 кг.
Количество глицероля, содержащегося в этой воде:
Гл-, = Гл1 — (Глъ + Гл6) — 139,6 — (1,2 + 0,56) = 137,8 кг.
Концентрация очищенной глицериновой воды
Огл 1107,3
Безвозвратные потери
глицериновой воды
глицероля при полном цикле очистки
п_ !(Гц + Гл3 + Г,+ 100
Гл
(0,056 + 0,17 + 0,56) 100'
140
0,56%.
Выход глицероля в очищенной глицериновой воде за один
прием (без учета возврата из расщепительно-глицеринового от-
деления) в процентах к исходному глицеролю:
Гл __ Гл (Гл1 Гл2 ~г Гл5 Гл6) 100_
Гл
_ 140—(0,056+ 0,34 + 1,2 + 0,56) 100 - п/
------------------1-------------- — Уо,Э%.
140
Выход глицероля в очищенной глицериновой воде с учетом,
возврата из расщепительно-глицеринового отделения Гл'& =
= 99,4%.
Как видно из приведенных данных, потери глицероля при
очистке глицериновой воды ионообменными смолами почти в два
раза меньше, чем при дистилляции глицерина.
Внедрение нового метода в широкую заводскую практику бу-
дет находиться в зависимости от расширения производства ионо-
обменных смол необходимых марок и создания аппаратов таких
конструкций, которые в условиях крупного производства подтвер-
дят технико-экономические показатели, полученные на опытно-
промышленной установке.
105
РАСЧЕТ ОСНОВНОГО ОБОРУДОВАНИЯ ДЛЯ ДИСТИЛЛЯЦИИ
ГЛИЦЕРИНА
Основное оборудование установки для дистилляции глицери-
на (см. рис. 15) рассчитывают исходя из максимальной ее про-
изводительности в первые часы работы после перезарядки
G = 500 кг/ч по сырому глице-
2 t 9
Рис. 18. Подогреватель глицерина:
/ — штуцер для входа глицерина; 2 —
штуцер для выхода конденсата; 3 — шту-
цер для термометра; 4 — штуцер для вы-
хода глицериновой воды; 5 — штуцер для
воздушного крана; 6 — штуцер для выхода
смеси паров воды и глицерина; 7 — шту-
цер для вакуумметра; 8 — смотровое
стекло; 9 — штуцер для входа пара.
рину. При работе по схеме не-
прерывной дистилляции эта
производительность сохраняет-
ся в течение всего периода ра-
боты установки.
Подогреватель. Подогрева-
тель предназначен для предва-
рительного нагрева сырого
глицерина от (н = 40°С до
^; = 90°С. Аппарат (рис. 18)
стальной, цилиндрический, вер-
тикальной конструкции. Он
снабжен пеноуловителем, змее-
виком для глухого пара, рас-
считанным на избыточное дав-
ление 3 ат, смотровым стеклом
и необходимой арматурой и
гарнитурой.
При нагревании из глицери-
на вместе с влагой удаляется
растворенный в нем воздух и
некоторое количество глицеро-
ля. Паровоздушная смесь по-
ступает в первый поверхност-
ный водяной конденсатор.
Для расчета расхода пара
и расчета поверхности змееви-
ка принимают, что в подогре-
вателе испаряется около 90%
влаги, содержащейся в глице-
рине:
gi = g 0,9 = 66,5 0,9 = 60 кг.
Вместе с парами воды пере-
гоняется примерно 10% вес.
глицероля, или
ZX = gi • 0,1 = 60 • 0,1 = 6 кг.
Материальный баланс подо-
гревателя приведен в табл. 22.
106
Таблица 22
Компоненты Поступает в подогреватель Уходит в виде пара в первый поверхно- стный конденсатор Переходит в дистил- ляционный куб
обозна- чение количес- тво, кг/ч обозна- чение количе- ство, кг/ч обозна- чение количе- ство, кг/ч
Глицероль. . . . Гл 430 Гл^ 6 Гл., 424
Зола и органиче- ский нелетучий остаток .... п 3,5 п 3,5
Вода g 66,5 gi 60 gt 6,5
Итого . . G = 500 — 66 % = 434
Массой (весом) удаляемого воздуха ввиду его незначитель-
ности обычно пренебрегают.
Расход насыщенного водяного пара при абсолютном давле-
нии 3 ат на нагревание сырого глицерина и на испарение влаги
и глицероля в указанных выше количествах с учетом 10% потерь
составит
JJ [Осг (/к tg) ~Г~ glT ГЛуГг] 1,1 Q
1 - / _ I ~
— I500 • °.67 (90 — 40) + 60 548 + 6 • 207] 1,1 _ 56 000 _
~ 467 467
где г — теплота испарения водяного пара при абсолютном оста-
точном давлении 0,027 ат и температуре 90° С; г =
= 548 ккал/кг;
сГ — теплоемкость глицерина в интервале температур 40—
90° С (см. приложение 14); сг = 0,67 ккал/(кг•град);
I — теплоотдача водяного пара при абсолютном давлении
3 ат; I = 467 ккал/кг;
гГ—скрытая теплота испарения глицероля при температуре
90° С; гг = 207 ккал/кг.
При абсолютном давлении 3 ат температура греющего водя-
ного насыщенного пара составляет ta = 132° С.
Средняя разность температур между водяным паром и глице-
рином в подогревателе будет равна
(1Э2-40)-(132_90)
132 — 40
2,3 Ig 132—90
Д ± __ (^п ^н) (^п ^к)
^ср
2;3ig2nzzA.
tn — tK
Полный коэффициент теплопередачи k, учитывая, что не про-
исходит перемешивания смеси, принимают равным
180 ккал/(м2-ч-град).
107
Подставляя найденные значения в известную формулу теп-
лопередачи, получают поверхность нагрева подогревателя
„ Q 56 000 Г п 2
F = —— =------------~ 5,0 м2.
WCn 180 64
Для греющего змеевика принимают трубы диаметром 42 мм
поверхностью f = 0,132 м2)м.
Расчетная длина змеевика
1 F 5,0
I = — = —— = 38,0 м.
f 0,132
При диаметре однорядного змеевика d = 0,62 м и расстоянии
между осями витков а = 0,1 м, высота его должна составить
, 1а 38,0-0,1 о „
h =----= — ------:— = 2,0 м.
nd 3,14-0,62
Но такая высота змеевика вызвала бы нерациональное уве-
личение габаритов корпуса подогревателя. В связи с этим для
аппаратов, в которых не ожидают образования нагара на тру-
бах, обычно устанавливают многорядные змеевики. Для трех-
рядного змеевика с диаметром спиралей (между осями)
di = 0,575 44, d2 = 0,450 м и d3 = 0,325 м высота
ставит
di =
змеевика со-
38,0 0,1
la
я (dj + d2 + +)
= 0,9 м.
3,14(0,575 + 0,450 + 0,325)
Рабочая высота цилиндрической части аппарата для разме-
щения змеевика h2 = 1 м, а, включая выпуклое днище, h3= 1,2 м.
При диаметре наружной спирали змеевика di = 0,575 м, внутрен-
ний диаметр цилиндра подогревателя может быть принят dn =
= 0,7 м. Свободную высоту над уровнем глицерина в аппарате
во избежание перебросов принимают й4 = 1 м, ас учетом вы-
пуклой крышки As = 1,2 м. Полная высота подогревателя (без
пеноуловителя) Яц = h3 + h5 = 2,4 м.
При этих линейных размерах (рабочая емкость подогревателя
V = 0,41 м3, а его полная емкость Vc = 0,82 м3.
Напряжение поверхности испарения в подогревателе будет
, + ГЛ-l 60 + 6,0 , 2
Ь = —- ==-----!—— = 174 кг (м2 ч),
/и 0,38
что допустимо для условий работы под вакуумом без перемеши-
вания, где /и поверхность испарения; при = 0,7 м, fw = 0,38 Л42.
Среднее время пребывания глицерина в подогревателе
Ур 0,41 -1,2 .
т = —— = —-------- = 1,0 ч,
G 0,5
где р — плотность глицерина; при этих условиях р = 1200 кг/м3.
Дистилляционный куб периодического действия. Дистилляци-
онный куб периодического действия (рис. 19) стальной цилиндри-
108
ческий аппарат со сферическим днищем и съемной крышкой, на
которой укреплен каплеотбойник. Внутри куба имеется глухой
змеевик для нагревания глицерина в процессе дистилляции до
tK = 180° С и барботер в форме крестовины для впрыскивания
Рис. 19. Дистилляционный куб периодического
действия для глицерина:
1 — корпус аппарата; 2 — крышка; 3 — каплеотбойник;
4 — змеевик для глухого пара; 5 — барботер для остро-
го пара; 6 — люк; 7 — смотровые фонари.
острого пара. Аппарат имеет люк, смотровое и мерное стекла и
необходимое количество арматуры, гарнитуры и контрольно-из-
мерительных приборов.
По данным табл. 22, в дистилляционный куб поступает из
подогревателя сырой глицерин в количестве (71 = 434 кг/ч. В ку-
109
бе испаряется вся оставшаяся в глицерине влага в количестве
£> = 6,5 кг и весь глицероль за вычетом отхода его в гудрон.
Количество испаряющегося глицероля
Гл3=Гл2—Гг = 424—1,9 = 422,1 кг/ч.
Расход тепла на нагревание сырого глицерина до температу-
ры дистилляции с учетом 10% потерь равен
Qi = (71сг^к — t„) 1,1 =434 • 0,7(180 — 90) 1,1 =30 080 ккал!ч.
Расход тепла на испарение глицероля и влаги
Q3 = (Гл3гг + g2r) 1,1 = (422,1 • 202 + 6,5 • 498) 1,1 = 97 350ккал/ч,
где сГ — средняя теплоемкость глицерина в интервале темпера-
тур 90—180° С. Ввиду незначительного содержания в
этом глицерине влаги и примесей принимают ее равной
теплоемкости глицероля. В данном интервале темпера-
тур сг = 0,7 ккал/(кгград) (приложение 14);
гГ — скрытая теплота испарения глицероля при температуре
180° С и абсолютном остаточном давлении 0,027 ат:
г? = 202 ккал)кг\
г— то же, водяного пара; г = 498 ккал)кг.
Суммарный расход тепла в дистилляционном кубе
Q = q2 = 30 080 + 97 350 = 127 430 ккал/ч.
Расход пара при абсолютном давлении 16 ат
В2=^=. 127430 = 340 кг!ч,
2 I 374
где / — теплоотдача водяного пара при абсолютном давлении
16 ат; 7 = 463,8-0,95-0,9 = 374 ккал/кг-,
463,8 — теплосодержание водяного пара при абсолютном
давлении 16 ат;
0,95 — степень е;го сухости;
0,9 — коэффициент использования пара.
Необходимая поверхность нагрева змеевиков составит
с О 127 430 „с 2
F = —=------------= 9,6 м.
kMcp 250 53
В этом уравнении общий коэффициент теплопередачи принят
с учетом перемешивания острым паром k = 250 ккал) (м2 • ч • град}.
Средняя разность температур между глицерином и паром
равна
= (2(»- 90)-(200-«) =и
р 200— 90
2 3 1g------
’ 200— 180
где 200 — температура греющего пара.
110
Нагревательный элемент принимают в виде двух спиральных
змеевиков, изготовленных из труб диаметром 51 мм, поверхно-
стью 5,5 м2 каждый, общей поверхностью 11 м2.
Расход впрыскиваемого острого пара определяют по урав-
нению
D = (Р-Рг)М._ _ Р0-7.-.Ц8 _ 55 3
Рг?Мг 7,4-0,6-92 ' 1
где Р—абсолютное давление в кубе; Р = 20 мм рт. ст.;
Рг — упругость паров глицероля в кубе. По практическим
наблюдениям, температура паров глицероля в кубе при-
мерно на 20° С ниже температуры кипящего раствора.
Следовательно, tn = tK — 20 = 180 — 20 = 160° С. При
этой температуре упругость паров глицероля рг =
= 7,4 мм рт. ст.;
Ф — коэффициент насыщения парами глицероля водяных
паров, отходящих из дистилляционного куба; принима-
ется <р = 0,6;
Л-1,.— молекулярная масса воды 18;
Л4Г — молекулярная масса глицероля 92.
Принимая для надежности Dy = 0,6 кг/кг, находят расход
острого пара при дистилляции
D3 = ГлгОу = 422,1 • 0,6 = 253 кг/ч.
Для определения диаметра дистилляционного куба пользу-
ются практическими данными о скорости дистилляции. Для ди-
стилляции глицерина сапонификата при температуре жидкости
180° С и остаточном давлении 20 мм рт. ст. напряжение поверх-
ности испарения составляет 220—280 ка/(ж2-ч), или в среднем
b = 250 кг/ (м2- ч).
Сечение дистилляционного куба находят из уравнения
F = = 17
Ь 250
что соответствует диаметру куба 1,5 м.
Высота слоя глицерина в кубе принимается hi = 1,5 м. Отсю-
да рабочая емкость куба V = 2,6 мя. Ввиду интенсивного пере-
мешивания глицерина в процессе дистилляции свободная высота
аппарата над зеркалом испарения принимается h2 — 1 м, полная
высота аппарата Н = h\ + h2 = 2,5 м.
Плотность сырого глицерина при температуре tK — 180° С со-
ставляет р = 1117 кг/м?. Следовательно, постоянное количество
глицерина, находящееся в дистилляционном кубе:
(72 = рУ = 1117 • 2,6 = 2900 кг.
Время пребывания глицерина в кубе
6, 2900 с „
т - - —— = —— = 6,7 ч.
434
111
Дистилляцию прерывают, и куб останавливают для перегруз-
ки, когда примерно 15% его рабочего объема заполнилось гуд-
роном.
При дистилляции глицерина указанного выше качества куб
следует останавливать для перегрузки после того, как через уста-
новку будет пропущено сырого глицерина
Л, = ГО, 15? = 2,6 0,15 1117 = 40 т
°’, П
В этом уравнении О'—количество гудрона; Ог' = 1,1%, или
При среднечасовой производительности дистилляционного
куба 450 кг)ч, остановка его на перегрузку осуществляется пос-
ле начала цикла через время
JV1000 40 • 1000 „„
т =-------=---------= 90 ч.
ц 450 450
Время, затрачиваемое на отгонку остатка глицероля из куба, на
выгрузку гудрона, промывку куба, его зарядку и вывод на ре-
жим, по практическим данным, действующих заводов составляет
тв = 9—10 ч.
Средняя производительность дистилляционной установки за
цикл составляет
G = (А+ГДЮОО, = (40 + 2) 1000 = 42()
ц тц + тв 90+10
где Гя = 2 — количество глицероля, отгоняемого из гудрона, г.
Годовая производительность дистилляционной установки при
годовом фонде рабочего времени дГ0Д = 7500 ч составляет на
исходный сырой глицерин
(?год = Сцтгод = 0,420 • 7500 = 3150 mizod,
или в переводе на дистиллированный 98%-ный глицерин одно-
кратной перегонки, выход которого по табл. 21 равен 80,9%,
будет:
б(од = -°год80’9 = 3150 ' 8-^- = 2550 m. (П-4)
д 100 100 v ’
Дистилляционный куб непрерывного действия (рис. 20) отли-
чается тем, что вместо глухого змеевика для нагрева глицерина
он оборудован семью выносными подогревателями. При этом куб
разделен вертикальными перегородками на семь отсеков, так что
каждый отсек со своим выносным подогревателем образует как
бы самостоятельный сектор.
Суммарная поверхность всех семи подогревателей около
F = 10 я2, что обеспечивает расчетную производительность куба.
Нагревательные трубы заключают в кожух, представляющий со-
бой вертикальную трубу диаметром 219 мм для первого сектора
112
и диаметром 159 мм для остальных секторов. Кожух с отражате-
лем крепится к вертикальным перегородкам куба.
Наинизшая температура держится в первом, а наивысшая — в
седьмом секторах. Ввиду большой разницы температур глицери-
на, находящегося в первом и втором секторах, с одной стороны,
Рис. 20. Дистилляционный
куб непрерывного действия
для глицерина:
1 — кожух нагревательного
элемента; 2 — кольцевой за-
зор для глицерина; 3 — вход
греющего пара; 4 — выход кон-
денсата; 5 — вход острого пе-
регретого пара; 6 — коллектор
для водяного пара давлением
16 лт; 7 — коллектор для кон-
денсата; 8 — нагревательный
элемент; 9 — форсунка для
острого пара; 10 — шайба для
острого пара; 11 — впуск сы-
рого глицерина в первый сек-
тор куба; 12 — выпуск гудро-
на из седьмого сектора; 13 —
штуцер для перелива глицери-
на из одного сектора в другой;
14 — вертикальная перегородка
секторов; 15 — смотровое стек-
ло; 16 — выпуск паров глицеро-
ля и воды; 17 — отражатель;
18 — каплеотбойник.
и в седьмом, с другой, в целях предотвращения деформации пе-
регородок в седьмом секторе установлены двойные перегородки
с воздушными прослойками между ними.
Каждый сектор оборудован паровой форсункой, через кото-
рую подается острый пар для перемешивания дистиллируемого
глицерина и снижения температуры кипения. При подаче в куб
8 Заказ 1236
113
250—260 кг острого пара в час подвод его в сектор регулируется
при помощи специальных шайб так, что в последний по ходу сек-
тор подается примерно в два раза больше острого пара, чем в
первый.
Этот дистилляционный куб должен работать следующим об-
разом. Нагретый в подогревателе до 90° С сырой глицерин через
штуцер поступает в первый сектор куба. Здесь глицерин эжек-
тируется острым паром и направляется на поверхность греюще-
го элемента. Нагретый глицерин частично испаряется.
Неиспарившийся в первом секторе глицерин попадает в про-
межуточное пространство и по штуцеру переливается во второй
сектор куба, где глицерин вторично нагревается и дистиллиру-
ется.
Таким же образом глицерин последовательно дистиллирует-
ся во всех семи секторах. В последнем — седьмом.— секторе на-
капливается гудрон, откуда он по штуцеру непрерывно удаляет-
ся в вакуум-приемник.
Так как производительность дистилляционного куба непре-
рывного действия принимают 500 кг]ч, что соответствует расчет-
ной производительности куба периодического действия в первые
часы его работы, то для куба непрерывного действия дополни-
тельных тепловых расчетов не требуется.
Конденсационная система. Смесь паров глицероля и воды по-
ступает в систему поверхностных конденсаторов, рассчитывае-
мых так, чтобы раздельно сконденсировать пары глицероля л
воды. В первом по ходу процесса воздушном конденсаторе при
охлаждении смеси паров до 110° С конденсируется до 95% паров
глицероля и незначительное количество водяного пара. Темпера-
тура охлаждения в первом водяном конденсаторе рассчитана так,
чтобы сконденсировать большую часть перешедших в него паров
глицероля с минимальным количеством водяного пара. Это
обусловлено тем, что конденсат из первого конденсатора возвра-
щается на повторное упаривание, следовательно, чем выше его
концентрация, тем ниже расход пара на стадии последующего
выпаривания. Во втором водяном конденсаторе конденсируются
остатки глицероля со значительным количеством водяного пара,
и, наконец, в последнем по ходу процесса конденсаторе заканчи-
вается конденсация водяного пара.
В конденсационной системе на основе предварительных рас-
четов, подтвержденных практической работой жироперерабаты-
вающих предприятий, устанавливается следующий температур-
ный перепад паров (табл. 23).
Воздушный конденсатор (рис. 21) состоит из вось-
ми полых горизонтальных стальных барабанов диаметром 1,0 м
и длиной цилиндрической части 2,0 м. Барабаны охлаждаются
за счет окружающего воздуха производственного помещения.
114
Таблица 23
Температура, °C
Конденсаторы на входе в конден- сатор на выходе нз конден- сатора
Воздушный Водяные 160 но
первый по 35
второй , , , 35 31
третий . , 31 20
Для определения тепловой нагрузки на этот конденсатор не-
обходимо рассчитать количество конденсирующихся в нем паров
глицероля.
Рис. 21. Воздушный конденсатор:
1 — штуцер для перепуска дистиллированного глицерина; 2 — вход паров глице-
рина и воды; 3 — выход неконденсирующихся паров глицерина и воды; 4, 5 — шту-
цера для выхода глицерина в концентраторы.
Содержание паров глицероля в водяном паре, покидающем
воздушный конденсатор, зависит от упругости его паров. Подсчи-
тывают его по уравнению
_ ' D3Mrpr 253 92 • 0,385 ,
Гл. = —=------------------------= 25,4 кг/ч,
4 “ - 18 19,6
(П-5)
МвРв
8*
115
где рг— упругость паров глицерина при 110° С; р> —
= 0,385 мм рт. ст. [17];
р3— парциальное давление водяного пара, мм рт. ст.-, оно
находится как разность между общим давлением в кон-
денсаторе и упругостью паров глицероля; рв =
= 20—0,385 = 19,6 мм рт. ст.
Следовательно, в воздушном конденсаторе конденсируется
глицероль в количестве
Гл, = Гл3 — Гл4 = 422,1—25,4 = 396,7 кг/ч.
Одновременно с глицеролем конденсируется в среднем 3%
от его массы (веса) водяного пара, что составляет
g'3 = Гл, 0,03 = 396,7 • 0,03 = 12 кг/ч.
Из этого количества примерно 35% испаряется в приемнике-кон-
центраторе для дистиллята. Количество воды, остающейся в ди-
стиллированном глицерине, g3 = g3 -0,65 = 12-0,65 = 8 кг/ч.
Количество дистиллированного глицерина
G’ = Гл, %- g3 = 396,7 + 8 = 404,7 кг/ч.
Концентрация дистиллированного глицерина
Гл,ГЖ) 396,7-100
ti ~------= -----------= 98,0% .
У С 404,7
Количество водяных паров, покидающих воздушный конден-
сатор ;
gi = + g2~~g3 = 253 + 6,5 —8 = 251,5 кг/ч.
Общее количество паров воды и глицероля, переходящих из
воздушного конденсатора в первый водяной конденсатор;
g\- = g4 -% Гл, = 251,5-]- 25,4 = 276,9 кг/ч.
Поступление тепла в воздушный конденсатор:
а) с парами глицероля
Q4 = Гл31г — 422,1 323 = 136300 ккал/ч;
б) с парами воды из дистилляционного куба
(% = (Z?g %- g,) jB = (253 -% 6,5) 670 = 173900 ккал/ч;
в) с парами воды из приемника дистиллята
Q3 = (£з— g3) г’в, = (12—8) 651 = 2600 ккал/ч.
Общий приход тепла
<2„рих = <21 4- Q2 + Q3 = 136300 + 173900 + 2600 = 312800 ккал/ч,
где iB — теплосодержание перегретого водяного пара при
160° С и абсолютном давлении 0,027 ат; iB =
= 670 ккал/кг;
116
iB2 —то же, при 120° С; «в2 = 651 ккал/кг-,
/г — теплосодержание паров глицероля при тех же усло-
виях; zr = 323 ккал/кг.
Расход тепла
Тепло, уносимое конденсированным глицерином:
Q.( = (Гл5сг + g3) tx = (396,7 • 0,68 8) 110 = 30550 ккал/ч.
Тепло, уносимое парами из воздушного конденсатора:
Qs = gti'B + Гл^т = 251,5 647 д- 25,4 • 286 = 170000 ккал/ч.
Общий расход тепла
Qnacx = Qi + Q& = 30550 - ; - 170000 = 200550 ккал,ч,
'•UuCX '-•ж J х-м 1 7
где сг — теплоемкость глицероля при температуре 110° С; сг—
= 0.68 ккал/ (кг • град);
4 — температура дистиллята; = 110° С;
Р — теплосодержание перегретого водяного пара при тем-
пературе 110° С и абсолютном остаточном давлении
0,027 ат; i'B = 647 ккал/кг;
i' — теплосодержание паров глицероля при тех же услови-
ях; i’r = 286 ккал/кг.
Тепловая нагрузка воздушного конденсатора
Q = QnpHx — Qpacx = 312800 — 200550 = 112250 ккал/ч.
Потребная поверхность теплопередачи конденсатора составит
с Q 112250 ос 9
F = —— ~----------= 85 3 м2.
feA/cp 12-110
Коэффициент теплопередачи k принимают равным
12 ккал/(м2 • ч • град) (см, приложение 18).
Средняя разность температур
/ С + С С + С \ /160 4-110 20 4-30 х
д/ = . п------------= 1----------\---1 = 1Юград,
' \ 2 2 / \ 2 2 J
где tn— начальная температура паров; ta = 160° С;
t'n — конечная температура паров; = 110° С;
tB — начальная температура окружающего воздуха; tB —
= 20° С;
7В' — конечная температура воздуха; t'B = 30° С.
В типовых установках поверхность воздушного конденсатора
F — 84 м2, а вместе с подводящими коммуникациями 85—86 м2.
Таким образом, нагрузка на конденсатор находится на преде-
ле расчетной. Если температура охлаждающего воздуха повы-
шается, например в летнее 1время, то необходимо снижать нагруз-
ку или устанавливать вентилятор для принудительной обдувки
117
поверхности конденсатора. В этом случае при повышении скоро-
сти движения воздуха увеличивается значение k.
Расчетное количество охлаждающего воздуха находят из
уравнения
iz Q 112250 „ с
V =--------------=----------------= 38850
о,24р'—/в) 1,205 0,24 (30—20) 1,205
где 0,24 — теплоемкость сухого воздуха в ккал! (кг град);
1,205 — объемная масса (вес) воздуха при температуре по-
мещения 20°, кг!мй.
Первый поверхностный водяной конденсатор.
Первый водяной поверхностный конденсатор является продол-
жением цепи частичной конденсации. Конденсат охлаждают про-
точной водой так, чтобы в нем осталось максимально возможное
количество глицерина.
Конденсатор (рис. 22,а) представляет собой стальной вер-
тикальный змеевиковый аппарат. Охлаждающая вода проходит
по змеевикам, а пары, поступающие из подогревателя и воздуш-
ного конденсатора, проходят в кольцевое пространство, омывая
охлаждающие? змеевики.
Размеры конденсатора (вл<): диаметр 0,8, полная высо-
та 3,25.
В первый поверхностный водяной конденсатор поступают па-
ры из подогревателя с температурой 90° С и из воздушного кон-
денсатора с температурой 110° С в следующих количествах
(табл. 24).
Таблица 24
Пар Обоз ка- чение Водяные пары, Обозна- чение Пары гли- цероля, кг/ч Теплосодер- жание паров, ккал
Из подогревателя . . . Из воздушного конденса- тора gi 60,0 251,5 Г Г Лц 6,0 25,4 Q6=399001 Q5=170000
Всего . . . g5 311,5 Г л„ 31,4 Q,=209900
—
1 Теплосодержание паров . поступающих из подогревателя, равно
Qe = £i^+ ГЛ11Г = 60-638 + 6-265 = 39900 ккал.
где —теплосодержание водяного пара; 1п = 638 ккал/кг-,
iY — теплосодержание глицероля; / г= 265 ккал/кг.
Количество тепла, отводимого при охлаждении и частичной
конденсации паров, проходящих через этот конденсатор, находят
11
по разности теплосодержания их на входе и выходе из конден-
сатора.
Теплосодержание паров при охлаждении их до 35° С состав-
ляет
Qa = = 311,5 • 612 + 31,4 240 = 198200 ккал/ч,
где <в — теплосодержание водяного пара при 35° С и абсолют-
ном давлении 0,027 ат, zB = 612 ккал/кг;
/г — то же, паров глицероля; zr = 240 ккал/кг.
Снижение' теплосодержания паров
Q9 = Q; — Qa = 209900 — 198200 = 11700 ккал/ч.
При охлаждении паров в первом водяном конденсаторе
ДО
35° С в нем конденсируется в среднем 70% поступающего гли-
цероля, что составляет
Гл. = Гл. 0,70 = 31,4 0,70 = 22 кг/ч.
Вместе с глицерином
количество воды
конденсируется примерно трехкратное
Вк=3/%7 = 3-22 = 66 кг/ч.
Тепло конденсации паров глицероля и воды
Qlo = 22 - 222 % 66 - 586 = 43550 ккал/ч,
где 222
теплота
парообразования
глицероля при температуре
и давлении, наблюдающихся в первом водяном кон-
денсаторе!, ккал/кг-,
585 — то же, для водяного пара, ккал/кг.
Теплосодержание конденсата Q'o = 22 • 0,56 • 35 + 66 • 1 • 35 =
= 2740 ккал/ч.
Тепловая нагрузка первого водяного конденсатора
Qu = Qs + Q10 = 11700 4- 43550 = 55250 ккал/ч.
Расход охлаждающей воды в первом водяном конденсаторе
= —211— = = 4600 кг = 4,6 мГч,
/в.к %.н 30—18
где tB.H — начальная температура воды; 7Вн = 18° С;
/в.к — конечная температура воды; 7В.К < = 30° С.
В этом конденсаторе может быть использована вода, отходящая
из третьего водяного конденсатора.
Потребная поверхность змеевика для охлаждения и конден-
сации паров в первом конденсаторе определяется уравнением
Ft = -211- = 55—°- = 7,3 м2
/гД/ер 200-38
где k — коэффициент теплопередачи; k = 200 ккал/{м2-ч
• град);
120
Л7ср — средняя разность температуры;
д/ (а А.к) Оп _ ср t -t 2,31g—? % %.н (100-30)-(35-18) = = 38 град: 100—30 2’31g 35-18
, 110 + 90 ]nno с-
гп — начальная температура пара ------- = 100 С;
t’n — конечная температура пара 35° С.
Охлаждающая и конденсирующая поверхности изготовлены в
виде четырех змеевиков общей поверхностью 7,6 л2.
Второй поверхностный водяной конденсатор. .
Несконденсировавшиеся пары из первого поверхностного кон-
денсатора поступают во второй конденсатор.
Аппарат (рис. 22, б) представляет собой вертикальный ци-
линдрический кожухотрубный одноходовой конденсатор. Пары
глицероля и воды поступают через верхний штуцер и проходят
по трубам сверху вниз. Охлаждающая вода поступает в меж-
трубное пространство снизу. В целях увеличения коэффициента
теплопередачи и лучшего распределения воды впуск ее осуществ-
ляется через три штуцера, а отвод — через четыре штуцера в
коллектор.
Аппарат снабжен тремя люками и необходимой арматурой.
Во втором конденсаторе пары охлаждаются от 35 до 31° С и
часть их конденсируется. Размеры второго конденсатора (в м):
диаметр 0,9, высота 2,86.
Во второй конденсатор поступает смесь паров глицероля и
воды в следующих количествах (в кг/ч)-.
Глицероля Глй = Глв — Гл7 = 31,4 — 22 = 9,4
Воды gti g;,— Вк = 311,5— 66 = 245,5
Всего............. 254,9
Теплосодержание паров, поступающих во второй конденсатор,
находим по разности
Q12 = Q7 — (Q9 + Qlo + Qjo) = 209900 — (11700+ 43550 +
+ 2740) 151900 ккал/ч.
Тепло, отводимое водой при охлаждении паров от ta = 35° С
до 4 = ЗГ С, будет
Q13 = (9,4 + 245,5) 0,47 (35—31) = 480 ккал/ч,
где 0,47 — теплоемкость паров воды, ккал/ (кг • град).
При охлаждении паров до 31° С во втором конденсаторе
конденсируется примерно 80% паров глицероля и 70% водяных
паров, что составляет:
Л?9 = 0,8 Гла = 0,8 • 9,4 = 7,4 кг/ч;
121
g7 = 0,7 ge = 0,7 • 245,5 = 172 кг/ч.
Тепло конденсации паров глицероля и воды
Qi4 = Тл9 222 -J- g7 586 = 7,4 • 222 -р 172 • 586 = 102430 ккал/ч.
Теплосодержание конденсата Q'4 = 7,4-0,56-31 + 172-1-31 =
= 5460 ккал/ч.
Тепловая нагрузка второго конденсатора
<215 = <213 + <214 = 480 + 102430 = 102910 ккал/кг.
Расход охлаждающей воды во втором конденсаторе
wz Qis 102910 .
К2 - -------=-------= 11430 кг или 11,4 м3ч,
/в.к-4-н 27-18
где /в.н и fB.K — начальная и конечная температура воды соот-
ветственно равна 18 и 27° С.
Поверхность охлаждения второго конденсатора
р 102910 ,
Д = -415- =--------- =50 лг.
Шср 200 • 10,5
Средняя разность температур в процессе теплопередачи.
35°---->31°
27% 18°
Разность 8° 13°
Д4Р= = 10>5 град.
Концентрация глицероля в конденсате, образующемся во вто-
ром водяном конденсаторе, равна
Гл, 100 7,4 • 100 . . п/
У1 = ——— = —-----------= 4,1 %.
йУ + Г-Лд 172-р 7,4
Третий поверхностный водяной конденсатор.
Конденсатор предназначен для полной конденсации водяных па-
ров. Аппарат (рис. 22, е) трубчатый, вертикальной конструкции,
жесткого типа. Для увеличения скорости движения пара преду-
смотрены четыре поперечные перегородки. Они одновременно
служат промежуточными опорами для трубчатого пучка. Пар
проходит по межтрубному пространству, вода — по трубам.
Размеры холодильника (в м): диаметр 0,5, высота цилинд-
ра 2,48.
В третий конденсатор поступает из второго водяного конден-
сатора Глы = Глп — Г— 9,4 — 7,4 = 2,0 кг паров глицероля и
gs = g6 — gy = 245,5— 172 = 73,5 кг водяного пара. Общее теп-
лосодержание смеси паров равно
<21в = <2i2 — (<2is + <2и) = 151900(102910 4-5460) =
= 43530 ккал/ч.
422
В третьем конденсаторе конденсируется весь водяной пар.
Для расчетов принимают, что пары глицероля представляют
собой неконденсирующиеся газообразные продукты распада гли-
церина, которые переходят вместе с воздухом в вакуум-насос.
Конечную температуру конденсата находят из следующего
расчета. Остаточное давление . в конденсаторе составляет
20 мм рт. ст. При этом давлении температура кипения воды со-
ставляет 22° С, поэтому конечная температура конденсата долж-
на быть не выше 20° С.
Теплосодержание конденсата при температуре 20° С
Q17 = 73,5 1 20 = 1470 ккал/ч.
Количество тепла, отводимого в третьем конденсаторе:
Qis = Qie — Qi? = 43530 — 1470 = 42060 ккал/ч.
Теплом, уносимым из конденсатора несконденсировавшимися
газами, ввиду незначительного их количества можно пренебречь.
Расход охлаждающей воды с начальной температурой 4.H =
= 15° С и конечной /в.к = 18° С составляет
W, = —= 14000 кг = 14 ms/4.
/в.к-^в.и 18-15
Воду, отходящую из третьего конденсатора в количестве
W3 = 14,0 м*]ч, в целях снижения расхода свежей воды можно
использовать во втором конденсаторе, где расход ее составляет
W2 — 11,4 м^/ч.
Поверхность теплопередачи третьего конденсатора
г, Q18 42060 „
Wcp 160-8,5
где k — коэффициент теплопередачи от воды к паровой смеси,
обогащенной воздухом; k = 160 ккалЦм.2 ч • граду,
\tcv—средняя разность температур
31°----------,20°
18° <--5252---15°
Разность 13° 5°
Д/ср = —~5- =8,5 град.
э
В табл. 25 приведен продуктовый баланс конденсационной
системы, а на рис. 23 — тепловой баланс.
Вакуум-насос. В рабочий период в дистилляционную установ-
ку непрерывно поступает воздух и несконденсировавшиеся газы
из впрыскиваемого (острого) пара, из глицерина, поступающего
в подогреватель и дистилляционный куб, и через неплотности
аппарата и коммуникаций.
123
Т а б л и ц а 25
Продуктовый баланс конденсационной системы
Поступление Количество, кг Выход Количество, кг
всего в том числе: всего в том числе:
глице- роль вода (пар) глице- роль вода (пар)
Конденсационная система
Из дистилляционного куба . 681,6 422,1 259,5 Дистиллированный глицерин . . 404,7 396,7 8,0
Из подогревателя 66,0 6,0 60,0 Сладкая вода из первого водя- 22,0 7,4 66,0 172,0
Всего . . . 747,6 428,1 319,5 кого конденсатора Конденсат из второго конденса- тора 88,0 179,4
Конденсат из третьего конден- сатора 73,5 — 73,5
Угар 2,0 2,0 —
Всего . . . 747,6 428,1 319,5
Воздушный конденсатор
Из дистилляционного куба . 681,6 422, 1 259,5 Дистиллированный глицерин . . 404,7 396,7 8,0
Паровая смесь, передаваемая в первый водяной конденсатор . 276,9 25,4 251,5
Всего . . . 681,6 422,1 259,5
Продолжение табл. 25
Поступление Количество, кг Выход Количество, кг
всего в том числе: всего в том числе:
глице- роль вода (пар) глице- роль вода (пар)
Первый водяной конденсатор
Паровая смесь: из воздушного конденсатора из подогревателя .... 276,9 66,0 25,4 6,0 251,5 60,0 Паровая смесь, передаваемая во второй конденсатор Конденсат «сладкая вода» . . 254,9 88,0 9,4 22,0 245,5 66,0
Всего . , . 342,9 31,4 311,5 Всего . . . 342,9 31,4 311,5
Второй водяной конденсатор
Паровая смесь из первого водяного конденсатора . . 254,9 9,4 245,5 Паровая смесь, передаваемая в третий водяной конденсатор . Конденсат из второго конденса- тора 75,5 179,4 2,0 7,4 73,5 172,0
Всего . . . 254,9 9,4 245,5
Третий водяной конденсатор
Паровая смесь из второго водяного конденсатора . . 75,5 2,0 73,5 Конденсат из третьего водяного конденсатора Угар 73,5 2,0 2,0 73,5
Всего . . . 75,5 2,0 73,5
Количество воздуха в водяном паре Va принимают обычно
0,3% по объему:
„ ' П3а0,3 253-51,49.0,3 „„ п о,
= 3 = -------------— - 39 0 Л4-/Ч,
3 100 100
где v — удельный объем водяного пара при остаточном давле-
нии 20 мм рт. ст., v = 51,49 м3!кг.
Объем паров 7+10 = 2,0 кг/ч глицероля при остаточном дав-
39900
2690 Г]
Тепло,
вносимое
из подо-
гревателя
Тепло,
вносимое
из прием-
ника КОН-
Тепла, вно-
симое из
дистилля-
ционного
куда
Тепло,
отдава-
емое воз-
душным
холодиль-
ником
112250
тепло,
отдава-
емое в
первом
конден-
саторе
55250
Тепло,
отдава-
емое во
втором
конден-
саторе
102910
310200
Тепло, уно-
симое дистил-
лированным
глицерином
Тепло,
уносимое
сладкой
водой
Тепло,
уносимое
конденса-
том
Тепло, уно-
симое кон-
денсатом
1410
Тепло,
отдаваемое
в третьем
конденсаторе
42000
- 2740s с/рп
30550
Рис. 23. Тепловой баланс конденсационной системы.
лении 20 мм рт. ст. и температуре 20° С определяются уравне-
нием:
у = Гл10 22,!7р0 = 2,0-22,4(273 + 20)735,6 = Jg 2 и6
Г М+оРк 92-273-20 ’ '
Количество воздуха, поступающего через неплотности, при
хорошем уплотнении всей системы можно принять GB = 1 кг/ч.
Объем его равен
V, = + = 252 (Ц.7)
р-р, 272 - 248
где 22,4 — объем 1 моля газа при 0° С и давлении 760 /ъи рт. ст.,
м3/кг-моль;
Л1Г — молекулярная масса глицероля; +fr = 92;
R — газовая постоянная для воздуха; R =- 29,27;
126
t — температура паров; t = 20° С;
Т—абсолютная температура (То + t), °К;
То — абсолютная температура; То = 273° К;
ро—абсолютное давление 1 ат; ро = 735,6 мм рт. ст.;
рк — остаточное давление в системе равно 20 мм рт. ст.г
или 272 кг/лг2;
/?п—парциальное давление водя-
ного пара, находящегося в
смеси с воздухом, при 20° С,
равное 17,54 мм рт. ст., или
238 кг!м2.
Требуемая производительность су-
хого вакуум-насоса для рабочего пе-
риода при остаточном давлении 20 мм
рт. ст. составит
V = Va + Vr + VB = 40,5 + 19,2 + 252 =
= 311,7 м3/ч.
Пароперегреватель. Острый пар до
поступления в дистилляционный куб
перегревается до температуры 190° С
за счет тепла насыщенного пара при
абсолютном давлении 16 ат в специ-
альном аппарате — пароперегревате-
ле. Далее пар редуцируется от 3 до
1,5 ат.
Аппарат (рис. 24) стальной, верти-
кальной конструкции; внутри паропе-
регревателя расположен спиральный
змеевик, по которому проходит пар
при абсолютном давлении 3 ат; пар
абсолютным давлением 16 ат проходит
внутри аппарата.
Размеры аппарата (в м): диаметр
0,8, высота цилиндра 3,15.
Согласно расчету часовой расход
острого пара /_Д = 253,0 кг/ч. Теплосо-
держание пара при абсолютном давле-
нии 3 ат и влажности 5% равно
£1== г2 — 0,05г = 651,6 — 0,05-518,1 =
Рис. 24. Пароперегреватель
системы «пар — пар»:
1 — вход пара низкого дав-
ления; 2 — выход конденсата:
3 — выход перегретого пара
низкого давления; 4 — вход
пара высокого давления.
= 625,7 ккал/кг,
где г - скрытая теплота испарения при р = 3 ат;
12— теплосодержание насыщенного пара при р = 3 ат.
Теплосодержание перегретого пара при абсолютном давлении
3 ат с температурой 190° С гп = 682 ккал/кг.
Таким образом, для перегрева 1 кг пара до температуры
190° С требуется тепла i = /п — ц = 682 — 625,7 = 56,3 ккал)кг.
127
Для перегрева D3 = 253 кг/ч пара требуется тепла
Q = D3i = 253 - 56,3 = 14240 ккал/ч.
Поверхность теплопередачи
„ Q 14240 „ „ ,
F ~ —-— =-------- = о,3 м-\
йЛ/ср 65 35
где k — полный коэффициент теплопередачи. В связи с большой
скоростью движения пара принимают его равным
65 ккал/(м2 ч • град);
Д£ср — средняя разность температур между паром при абсолют-
ном давлении 3 ат и паром при абсолютном давлении
16 ат равна 35 град.
Принимают спиральный змеевик, изготовленный из труб диа-
метром 51 мм, поверхностью 6,9 м2.
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА И ВОДЫ
Расход пара на технологические нужды при дистилля-
ции глицерина сапонификата приведен в табл. 26.
Исходя из того, что при однократной дистилляции из Jт
сапонификата получают 2 • 404,7 = 809 кг дистиллированного
глицерина:
расход пара на 1 т дистиллированного глицерина составляет
Z D = 2230 кг/m^"''. ’
0,809-:~
в том числе пар при абсолютном давлении 16 ат
680 оо„
----= 820 кг/т.
0,809
Расход воды на технологические нужды при дистилля-
ции глицерина сапонификата приведен в табл. 27.
Расход воды на 1 т дистиллированного глицерина
W = = 90 л3.
О','809
При использовании отходящей воды из третьего водяного
конденсатора для питания второго конденсатора расход воды
сокращается на 14,0 мъ/ч, или 28,0 .и3 на 1 т дистиллируемого
глицерина.
Расход воды на 1 т дистиллированного глицерина в этом слу-
чае составит
72,6 — 28 о.
W = —!-------= 56 м3пг.
0 809
128
Таблица 26
Статьи расхода Расход пара, кг
в час (при дистилля- ции 500 кг глицерина сапонифи- ката) на 1 т ди- стиллпруе- мого глице- рина сапо- нификата
Нагрев глицерина и испарение влаги в подогрева- теле согласно расчету (см. стр. 107)' Нагрев и испарение глицероля в дистилляционном кубе согласно расчету (см. стр. НО) . ... . Расход острого пара при дистилляции для барбо- тирования согласно расчету (см. стр. 111) . . . Нагревание глицерина в концентраторах для испа- рения части влаги (g'3—gs)r_ (12-8)498 / 467 Разварка гудрона в течение одного часа Расход пара на упаривание глицериновой воды, поступающей из первого водяного конденсатора, при концентрации ее: начальной Гл,100 22-100 г/н = = =25% . Гл, + Вк 22 + 66 конечной т/к=86%- Удельный расход пара на испарение воды в двух- корпусном выпарном аппарате — 0,57 кг/кг. Рас- ход пара на упаривание этой глицериновой воды / иа \ ! 25\ (Гл, + Вк)- 1--^ 0,6 = (22 + 66) 1-77 -0,57 \ Ук / \ 86/ Расход пара на упаривание глицериновой воды, поступающей из второго водяного конденсатора (данный расход наблюдается в том случае, если вода не возвращается в расщепительный цех для использования на первый период расщепления) Концентрация этой воды у'я = 4,1 %; ук = 86% . Расход пара на упаривание этой глицериновой воды / у’к\ / 4,1\ (П8+ £,) Р>6 = <7’4 + 172> !—Г0-57 \ У к / \ 86 / Прочие неучтенные расходы 5% от суммарного расхода 120 340 253 4 150 38 102 43 240 680 506 8 4 76 204 <82 j f/Ж
Всего 9 Заказ 1236 900 /Г 1 f'! 1800 Ж 129
Таблица 27
Статьи расхода Расход воды, м3
в час (при дистилля- ции 5Q0 кг глицерина сапоиифи- ката) на 1 т дис- тиллируе- мого глице- рина сапо- нификата
Конденсация паров в первом водяном конденсаторе согласно расчету (см. стр. 120) 4,6 9,2
Конденсация паров во втором водяном конденсато- ре (см. стр. 122) согласно расчету 11,4 22,8
Конденсация паров в третьем водяном конденсато- ре, согласно расчету (см. стр. 123) 14,0 28,0
Охлаждение цилиндра сухого вакуум-насоса . . . 1,5 3,0
Конденсация паров при выпарке «сладких вод» при расходе 13 кг воды на 1 кг пара \ 1 Ча\ ! Ун 13 L '\ 86) { 86/J1000 Г 1 25X 1 4,1\1 13 = (22 + 66) 1-- +(7,4 + 172) 1-— .-— \ оо/ \ оо /J 1UUU 3 6
Прочие неучтенные расходы 5% от суммарного расхода 1,8 3,6
Всего 36,3 72,б)
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
На рис. 25 и 26 показана компоновка оборудования в цехе
дистилляции глицерина.
В цехе установлено две линии оборудования, которые могут
работать параллельно и независимо одна от другой. Например,
на одной линии можно дистиллировать глицерин, получаемый
при безреактивном расщеплении жиров, в то время как на дру-
гой линии — глицерин из подмыльных щелоков.
Оборудование размещено в двухэтажном здании, примыкаю-
щем к одноэтажному складу для хранения сырого глицерина,
поступающего в бочках, и готового глицерина разлитого в стек-
лянные бутыли, металлические бидоны и бочки.
Цех состоит из двух отделений:
аппаратного, в котором размещены дистилляционные аппа-
раты и выпарной аппарат для упаривания сладких вод;
вспомогательного, в котором находятся резервуары и обо*
рудование для отбелки глицерина.
Такая компоновка аппаратуры позволяет обеспечить обслу*
живание цеха одним аппаратчиком и одним подсобным рабочим
в смену.
130
Оборудование, установленное в цехе, позволяет вести работу
по следующей схеме.
Сырой глицерин со склада сырья поступает в цех через ко-
робку на весах 1, откуда сливается в четыре приемных бака 2
емкостью каждый 15 м3, в которых глицерин хранят по видам.
Из баков сырой глицерин засасывается двумя параллельными
потоками в подогреватели 3, в них он нагревается глухим паром,
деаэрируется, несколько подсушивается и поступает в дистилля-
ционные кубы 4. Перегретый острый пар поступает в кубы из
пароперегревателей 5. Через центробежные каплеотделители 6
пары глицероля и воды поступают в воздушные конденсаторы 7,
в которых конденсируется основная масса глицерина. Дистиллят
стекает в приемники-концентраторы 8. В каждой дистилляцион-
ной установке имеется по два приемника-концентратора, что
позволяет раздельно принимать различные погоны. Из приемни-
ков дистиллированный глицерин стекает в коробки на весах 9,
откуда насосами 10 перекачивается в два резервуара для дистил-
лированного глицерина И емкостью по 15 м3.
Партии дистиллированного глицерина, не удовлетворяющие
требованиям ГОСТа, принимают в- две коробки 12 емкостью
по 12 м3, из которых их возвращают на. повторную дистилляцию.
Несконденсировавшиеся пары глицерина последовательно
проходят три водяных конденсатора 13, 14 и 15. Конденсат, со-
держащий в растворе глицерин различной концентрации, соби-
рается в приемниках 16, 17 и 18, откуда его в зависимости от
содержания глицерина насосами 19 возвращают на расщепле-
ние либо через коробку 20 подают на упаривание, либо, наконец,
если в нем нет глицерина (это обычно конденсат из последнего
конденсатора), сбрасывают в канализацию. Гудрон, остающий-
ся в кубе, выгружают в вакуум-приемники 21, из которых он по-
ступает на склад.
Химический глицерин отбеливают в мешалке 22, куда заса-
сывается активированный уголь из мерника 23. Насосом 24 от-
беленный глицерин подается на фильтрпресс 25. Фильтрат сте-
кает в два приемных бака 26 емкостью по 15 м3. Готовый глице-
рин насосами 27 перекачивается через весы 28 в четыре бака 29
для готовой продукции емкостью по 15 м3, из которых сливается
в железнодорожные цистерны или в соответствующую тару.
Осадок отработанного активированного угля, снимаемый с
фильтрпресса, сбрасывают в мешалку 30, где его обрабатывают
водой для вымывания увлеченного глицерина. Промывная вода
собирается в коробке 31, откуда возвращается на упаривание.
Для упаривания ввиду сравнительно небольшого количества
перерабатываемой глицериновой воды применяются однокор-
пусный вакуум-выпарной аппарат 32 поверхностью 25 м2. Пары
конденсируются в холодильнике 33. Упаренный глицерин слива-
9* 131
По [-[
Рис. 26. Цех дистилляции глицерина-
а — продольный разрез; б — поперечный разрез.
134
ется в сборную коробку 34 емкостью 15 м3 и затем возвращает-
ся на дистилляцию.
Если отделение для дистилляции глицерина совмещается с
расщепительно-глицериновым производством, то необходимость
установки выпарного аппарата отпадает.
Вакуум в системе дистилляционных установок и в выпарном
аппарате создается при помощи сухих поршневых вакуум-насо-
сов 35. Сжатый воздух подается в цех компрессором 36 через
ресивер 37.
Мощность цеха 6300 тыс. т дистиллируемого глицерина сапо-
нификата в год, или 20 т в сутки при работе по полунепрерывной
схеме. Технико-экономические показатели цеха приведены в
табл. 28.
Таблица 28
Общая
864
4800
77
153
Показатели
На 1 m
суточной
мощности
Площадь пола (развернутая), м2 . . .
Кубатура здания, м3.................
Масса (вес) установленного оборудова-
ния, m ......................... . . .
Установленная мощность электродви-
гателей, кет........................
43,2
240
3,85
7,7
' Глава 2
ДИСТИЛЛЯЦИЯ жирных кислот
Совершенствование технологии на предприятиях жиропере*
рабатывающей промышленности, переход к непрерывным мето-
дам производства мыла, увеличение применения в мыловарении
темных сортов технического животного сала, а также соапстоков
и утильных жиров, улучшение качества и ассортимента выраба-
тываемых хозяйственных и туалетных мыл сопровождается внед-
рением на предприятиях жировой промышленности оборудования
для однократной дистилляции жирных кислот.
Дистилляцию жирных кислот также широко применяют при
подготовке их для производства стеарина, олеина и при получе-
нии дистиллированных жирных кислот для химической промыш-
ленности.
До недавнего времени на наших предприятиях применялись
установки для дистилляции жирных кислот полунепрерывным
методом. В этих установках жирные кислоты в течение известно-
го периода непрерывно подаются в дистилляционный куб, в кото-
ром нагреваются до 230—240° С и непрерывно отгоняются с при-
садкой острого пара. Постепенно в кубе накапливается недистил-
. 135
лируемый остаток — гудрон, для выгрузки которого процесс при-
ходится прерывать.
Вследствие длительного пребывания дистиллируемых жирных
кислот в кубе при сравнительно высокой температуре некоторое
количество их полимеризуется, что снижает выход дистиллята.
В установках для непрерывной дистилляции с непрерывным
отводом гудрона, изготовление которых освоено нашими маши-
ностроительными заводами, этот недостаток устранен. Установки
для непрерывной дистилляции позволяют получать более высо^
кие технико-экономические показатели. Дальнейшие расчеты при-
ведены на примере этих дистилляционных установок.
НЕПРЕРЫВНАЯ ДИСТИЛЛЯЦИЯ ЖИРНЫХ КИСЛОТ —СХЕМА
ОДНОКРАТНОГО ИСПАРЕНИЯ
Сырые жирные кислоты с температурой 70° С из промежуточ-
ного резервуара 1 (рис. 27) непрерывно засасываются в вакуум-
сушильный и деаэрационный аппарат 3. Здесь жирные кислоты, •
проходя последовательно через все секторы, нагреваются до 115—
120°С паром при абсолютном давлении 3 ат, перемешиваются
острым паром и деаэрируются.
Высушенные и нагретые жирные кислоты из подогревате'ля
самотеком поступают в первый сектор дистилляционного куба 3
непрерывного действия. в
Куб внутри разделен вертикальными перегородками на де-
вять секторов, в которых установлены греющие элементы и фор-
сунки для острого пара. Жирные кислоты последовательно про-
ходят все девять секторов куба, где нагреваются и испаряются
в тонком слое. Из девятого сектора непрерывно отводится недис-
тиллируемый остаток в сборник-холодильник 9, откуда насосом 2
перекачивается в бак 19.
Жирные кислоты нагреваются до 200—240° С паром высоко-
температурного органического теплоносителя (ВОТ), циркули-
рующим по трубам нагревательных элементов секторов дистил-
ляционного куба. Пары ВОТ вырабатываются в специальном
парогенераторе 25.
В дистилляционных установках других конструкций нагрев
жирных кислот осуществляется при помощи водяного пара при
избыточном давлении 58—60 ат, получаемом в трубчатом пря-
моточном парогенераторе.
Смесь жирных кислот отгоняют с присадкой впрыскиваемого
пара при остаточном давлении 4—5 мм рт. ст.
Пары жирных кислот и воды, отсасываемые при помощи
эжектора из куба, попадают в последовательно работающие по-
верхностные конденсаторы 5 и 6. Здесь пары жирных кислот ох-
лаждаются до 80°С, конденсируются и собираются в приемни-
ке 10, откуда их перекачивают в сборную коробку.
136
Охлажденный до 80° С водяной пар и несконденсировавшиеся
газы эжектором первой ступени 8 через ловушку 7 нагнетают
в первый промежуточный барометрический конденсатор 21, где
пар конденсируется.
В ловушку 7 поступают также пары легкокипящих жирных
кислот и воды из вакуум-сушильного аппарата. Здесь смесь кон-
денсируется и конденсат сливается в промежуточный приемник
11, откуда периодически насосом 15 перекачивается на склад.
Рис. 27. Схема непрерывной дистилляции жирных кислот:
1 — промежуточный резервуар для сырых жирных кислот; 2 — насос для недистилли-
руемого остатка; 3 — вакуум-сушильный и деаэрационный аппарат; 4 — дистилляционный
куб; 5, 6 — первый и второй конденсаторы жирных кислот; 7 —ловушка; 8—жароэжекто-
ры первой ступени; 9 — сборник-холодильник для иедистиллируемого остатка; 10 — при-
емник дистиллированных жирных кислот; И — приемник легкокипящих погонов; 12 — ко-
робка для конденсата; 13 — холодильник для конденсата; 14 — насос для конденсата;
15 — насос для легкокипящих погонов; 16 — барометрический колодец; 17 — коробка для
дистиллированных жирных кислот; 18 — насос для дистиллированных кислот; 19 — бак
для иедистиллируемого остатка; 20 — насос для остатка; 21 — промежуточные конденса-
торы; 22 — эжекторы второй и третьей ступени; 23 — уравнительный бачок для конден-
сата; 24 — каплеотделитель; 25 — парогенератор ВОТ.
Хладагентом для поверхностных конденсаторов и приемника
остатка является охлажденный водный конденсат. Циркуляция
конденсата осуществляется по замкнутому циклу. Нагретый кон-
денсат насосом 14 прокачивается через горизонтальный поверх-
ностный холодильник 13, где он охлаждается проточной водой,
и затем поступает в конденсаторы 5 и 6 и вакуум-приемник 9
для иедистиллируемого остатка.
137
Недистиллируемый кубовый остаток направляют на вторич-
ное расщепление и повторную дистилляцию. После второй или
третьей дистилляции кубовый остаток сливают отдельно и ис-
пользуют вне жироперерабатывающих предприятий.
Вакуум в системе создается трехступенчатым пароэжектор-
ным агрегатом 8 и 22.
На рис. 28 представлена схема непрерывной двухступенчатой
дистилляции жирных кислот конструкции Гекмана. Исходные
расщепленные жиры насосами 1 подаются в подогреватель-де-
аэратор 2. По пути они проходят через трубчатый теплообмен-
ник, расположенный в верхней части сепаратора 3, где за счет
физического тепла паров нагреваются до 120° С.
Подогреватель-деаэратор состоит из двух частей. В его •
верхней уширенной части находятся три каскадно расположен-
ных тарелки, при помощи которых осуществляется деаэрация
жирных кислот. В нижней части аппарата расположена верти-
кальная трубчатка поверхностью 20 м"2, обогреваемая паром при
абсолютном давлении 4,5 ат.
В аппарат вмонтирован горизонтальный трубчатый конден-
сатор поверхностью 8 м2, в котором конденсируется влага, испа-
ряющаяся из жирных кислот. Через барометрический затвор 4
вода сбрасывается в канализацию.
Нагретые и деаэрированные жирные кислоты непрерывно
отводятся в первую дистилляционную колонну 5, в которой отго-
няются низкокипящие погоны и основная масса неомыляемых ве-
ществ. Колонна диаметром 0,8 м и высотой около 14 м заполнена
двумя ярусами седловидной фасонной фарфоровой насадки 6.
В горизонтальном трубчатом конденсаторе 7 низкокипящий по-
гон конденсируется и часть его отводится через водяной холо-
дильник 8 поверхностью 2,5 м2 в приемник погонов 9. Насосом
10 этот погон откачивают в приемный резервуар.
Для нагрева кислот до 160—175°С и образования парового
потока колонна 5 имеет выносной трубчатый подогреватель И,
обогреваемый водяным паром при избыточном давлении 16 ат.
Из колонны 5 основная масса жирных кислот насосами 12 по-
дается в вертикальный испаритель 32 поверхностью 20 м2 пле-
ночного типа, где они нагреваются до 250° С паром при абсолют-
ном давлении 60 ат.
Парожидкостная эмульсия из трубок испарителя направля-
ется в сепаратор 3, где происходит довольно совершенная сепа-
рация пара.
Пары жирных кислот, пройдя теплообменник, расположенный
в верхней части сепаратора, поступают в горизонтальный конден-
сатор 13 поверхностью охлаждения 20 м2. Дистиллят через холо-
дильник 14 поверхностью 24 м2 стекает в приемник 15, из которо-
го насосами 16 откачивается в сборные резевуары.
138
Рис. 28. Схема дистилляции жирных кислот системы Гекмана.
139
Остаток из сепаратора 3 насосами 17 подается в испаритель 18
поверхностью 16 м2, также обогреваемый водяным паром при аб-
солютном давлении 60 ат. Из испарителя нагретый остаток по-
ступает во второй сепаратор 19, в котором происходит дополни-
тельное отделение хвостового погона. Полученный конденсат че-
рез холодильник 20 отводится в приемник хвостового погона 21 и
далее насосами 22 откачивается в запасной резервуар.
Из сепаратора 19 гудрон отводится непрерывно через холо-
дильник 23 в приемник 24 и далее насосами 25 откачивается на
склад.
В подогревателе-деаэраторе и в колонне предварительной
дистилляции вакуум глубиной 40 мм рт. ст. создается при помо-
щи водокольцевого насоса 26.
Остаточное давление 4 мм рт. ст. в аппарате 3 и 3 мм рт. ст.
в аппарате 19 создается при помощи многоступенчатого вакуум-
эжекторного агрегата 27 производительностью 10 кг/ч паровоз-
душной смеси. Остаточное давление у штуцера всасывания эжек-
тора первой ступени равно 2 мм рт. ст.
Водный конденсат, поступающий в конденсаторы и холодиль-
ники, циркулирует по замкнутому кругу. Он охлаждается при по-
мощи воздушного холодильника 28 производительностью
500 000 ккал/ч. Охлаждающий водный конденсат с температурой
70° С поступает в холодильник и охлаждается до 50° С. Расчет-
ная температура воздуха 25° С.
Если в холодильниках 8, 14, 20 и 23 по каким-либо причинам
застывают жирные кислоты, то для их расплавления в межтруб-
ное пространство подают горячую воду. Последняя нагревается
глухим паром в трубчатке 29, поступает в резервуар 30, из кото-
рого насосами 31 подается в холодильники.
По фирменным данным описываемая установка рассчитана на
производительность 3806 кг в час исходного жира, глубиной
расщепления не менее 94%, с содержанием влаги не более 1,5%.
Выход дистиллированных жирных кислот в зависимости от
качества сырья составляет: основной погон — около 80%, голов-
ной и хвостовой погоны — 10,5—11%, недистиллируемый оста-
ток— около 9%.
Расходные коэффициенты на 1 т исходных жирных кислот
приняты следующие:
Водяной пар, кг
давлением 60 am.................. 320
давлением 4,5 ат .......... 135
Вода температурой 20° С, м3 . .......... 6
Электроэнергия, квт-ч. .............. . 12
Масса (вес) установки, включая насосы, трубопроводы и ком-
муникации — 38 т.
Характерными особенностями этой схемы являются:
дистилляция жирных кислот осуществляется при остаточном
140
давлении 3 и 4 мм рт. ст. и без применения острого водяного
пара;
вакуум-эжекторные агрегаты снабжены поверхностными кон-
денсаторами;
процесс автоматизирован и управляется с центрального
пульта.
Указанная схема позволяет снизить расход пара, охлаждаю-
щей воды и безвозвратные потери кислот.
Недостатком схемы является применение насосов для .непре-
рывной перекачки жирных кислот с температурой около 250° С.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Продуктовый баланс дистилляции природных жирных кис-
лот по схеме, изображенной на рис. 27, приведен на примере цеха
мощностью 22 т/сутки, или 900 кг/ч расщепленных жиров.
Для расчета принимают, что на дистилляцию поступают рас-
щепленные жиры следующего состава (табл. 29).
Таблица 29
Количество
Компоненты
Свободные жирные нормальные кисло-
ты (Ж к) ........................
Нейтральный жир (Жн).............
Оксикислоты (Ок).................
Неомыляемые вещества (Н)..........
Влага (g).........................
93,5
4,0
1,0
1,0
0,5
841,5
36,0
9,0
9,0
4,5
Итого . . . . 100 900
Примечание. Масса (вес) сухого расщепленного жира
G = 895,5 кг/ч.
Кубовый остаток, получающийся после отгонки жирных кис-
лот, подвергают вторичному расщеплению и дистилляции, пос-
ле чего выводят из производственного цикла.
Отходы в кубовый остаток состоят из нейтрального жира,
оксикислот, неомыляемых веществ и примерно 20% от массы (ве-
са) смеси свободных жирных кислот.
Выход кубового остатка -
q = (Жн + Ок + Д)-Ю0 = (36 + 9 + 9)-100 = 67 5
г‘ 80 80 ’ Z ’
том числе жирных кислот 13,5 кг.
141
Примечание. В дистилляте в зависимости от условий дистилляции
и вида сырья содержится 0,2—0,5% неомыляемых веществ. Для упрощения
расчетов и с учетом деструктивного распада жирных кислот под влиянием
термического воздействия принято, что все неомыляемые вещества, содер-
жащиеся в исходном расщепленном жире, переходят в недистиллируемый
остаток.
Угар при дистилляции принимают, по опытным данным, в
среднем 0,5% от массы (веса) исходных жирных кислот
8Х = G-0,005 = 895,5-0,005 = 4,5 кг/ч.
Выход товарных жирных кислот после первой дистилляции
ЖК1 = G — (Gri -% 8,) = 895,5 — (67,5.+ 4,5) = 823,5 кг/ч.
Расщепление кубового остатка и вторичная дистилляция рас-
щепленных жирных кислот. Нейтральный жир кубового остатка
подвергается расщеплению. На основе опыта действующих пред-
приятий принимают, что при этом расщепляется примерно 80.%
триглицеридов, или по массе (весу)
Ж„- 0,8 = 36-0,8 = 28,8 кг/ч.
Остаток нейтрального жира
Ж‘и = Жк — 28,8 = 36 — 28,8 = 7,2 кг/ч,
Выход свободных жирных кислот
ж^ =ж„-о,95 = 28,8-0,95 = 27,4 кг/ч,
где 0,95 —средний выход жирных кислот из нейтрального жира.
Средний состав кубового остатка до и после расщепления
приведен в табл. 30.
Таблица 30
Компоненты
Состав кубового остатка, кг
до расще- после рас-
пленил щепленил
Нейтральный жир ..................
Оксикислоты.......................
Неомыляемые вещества..............
Свободные жирные кислоты..........
Отходы при расщеплении (разница в
массе (весе) между триглицеридами
и образующимися жирными кислота-
ми) 28,8-0,05 ...................
Всего
36,0
9,0
9,0
13,5
67,5
Гудрон после вторичной дистилляции жирных кислот, выде-
ленных из кубового остатка, состоит из нейтрального жира, ок-
142
сикислот, неомыляемых веществ и около 20% свободных жирных
кислот.
Выход вторичного гудрона
вГг = « + Ок + Я)-100 = (7,2 + 9 + 9) 100 =
80 80
Угар и потери при вторичной дистилляции 0,5 %-
д2 = 67,5- 0,005 = 0,3 кг/ч.
Выход товарных жирных кислот при вторичной дистилляции
Х2 = 67,5 —(31,5 +0,3+1,4)= 34,3 кг/ч.
Суммарный выход товарных жирных кислот от первой и вто-
рой дистилляции
Жк = ЖК1 + Жк2 = 823,5 + 34,3 = 857,8 кг/ч.
Выход дистиллированных жирных кислот в процентах к ис-
ходному расщепленному сухому жиру составляет при дистилля-
ции:
однократной
4 D ^к,-100
£>, = ------
1 G
двукратной
823,5-100
895,5
= 91,9%;
Расход расщепленных жиров (сухих) на 1 т дистиллирован-
ных жирных кислот при дистилляции:
однократной
1000-100 = юоо-юо = 1088 кг;
Bj 91,9 \
двукратной
W00-100 = 1000-100 = 1Q44^.
В2 95,8
Полученные при расчете данные, характеризующие выход и
отходы при дистилляции расщепленных жиров, сведены в
табл. 31.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Дистилляции подвергают смесь жирных кислот с различной
летучестью. В дальнейших расчетах все параметры приведены по
стеариновой кислоте, температура кипения которой наивысшая.
Для расчета аппаратуры, расхода пара и воды принимается
143
Таблица 31
s s Sf к ES tfOJ s la 'Э1ЧХ 6,42 91‘9 0,26 0,5 0,5 0,24 0,08 0,04 0,01 0,03 6,74
ES s о s Ьюяг.'ы 617,4 592,8 24,6 1 4,811 4,77 22,8 7,8 3,6 0,9 3,3 648
cl c о s OJ naw/b/w 20,58 19,76 0,82 1,62 1 1,59 1 0,76 0,26 0,12 0,03 0,11 21,6
R* 00 Ю СО LQ Ю ОО LO
о c &/г»я 857, 823, 34, Ю ‘99 СО о —4 900
дистилляции жирные кислоты .ИСТИЛЛЯЦИИ . . . .истилляции . . . остаток после пер- на повторную дне- остаток (гудрон) -дистилляции . . . 1 дистилляции . . . [ дистилляции . . расщеплении . . . Итого
- Продукты Дистиллированные В том числе после первой д после второй д Недистиллируемый вой дистилляции Расщепленный жир тилляцию . . . Недистиллируемый после повторной Угар и потери при В том числе при двукратное । при повторном потери влаги .
2 tfOJ s СО
Ui 'Э1ЧХ о о ю
g со
ЬКЭЭЖ.'Ш 00 со ОО
я =c о ю
СЧ S о E? s R tlXUlfolUi 21,6 п‘о 21,6
>> ю
Q О C ъ]гх 006 О?
3
OJ -Q s * о
СЫ1 оцепленные <и к ЕГ S О <R со m Ито
Рас CQ
144
производительность дистилля-
ционной установки, как указа-
но выше, 900 кг/ч исходных
расщепленных жиров.
Вакуум-сушильный и деаэ-
рационный аппарат (рис. 29)
служит для нагрева жирных
кислот от t-s = 70° С до tK =
= 120° С и их деаэрации при
остаточном давлении 30—
35 мм рт. ст. Он представляет
собой вертикальный изготов-
ленный из кислотостойкой ста-
ли аппарат с выпуклой крыш-
кой и фигурным днищем.
Аппарат внутри разделен
вертикальными перегородками
на три сектора 5, 6, 7. К дни-
щу в центре каждого сектора
приварена вертикальная тру-
ба, служащая для размещения
нагревательного элемента 3 и
форсунки для впрыскиваемого
пара.
Жирные кислоты последо-
вательно проходят все три сек-
тора, где нагреваются паром
при абсолютном давлении 3 ат
и перемешиваются острым па-
ром. Нагретые жирные кисло-
ты из третьего сектора через
переливной штуцер самотеком
поступают в дистилляционный
куб.
Рис. 29. Вакуум-сушильный и деаэ-
рационный аппарат:
1 — корпус; 2 — крышка; 3 — нагрева-
тельный элемент; 4 — труба для нагрева-
тельного элемента; 5, 6 и 7 — секторы;
8 — перегородки секторов; 9 — насадка
из колец Рашига; 10 — смотровые фонари;
11—16 — штуцера {11 — для впуска жир-
ных кислот; 12 — для выпуска подсушен-
ных жирных кислот; 13 — для впуска грею-
щего пара; 14 — для выхода конденсата;
15 — для впуска острого пара; 16 — для
присоединения к вакуумной системе).
2068
-3788
Ю Заказ 1236
145
Для улавливания капель жира, захваченных водяным паром,
аппарат в верхней части снабжен насадкой из колец Рашита.
В подогревателе в течение часа нагреваются исходные жир-
ные кислоты в количестве G = 895,5 кг № влага в количестве
g = 4,5 кг.
Расход тепла для нагрева жирных кислот и влаги от /н =
= 70° С до /к = 120° С будет
Q1 = (Go + g) — 7j = (895,5-0,55 + 4,5) (120 — 70) 1,05 =
= 26100 ккал/ч.
где с — теплоемкость жирных кислот. В расчетах по дистилля-
ции и ректификации жирных кислот для всех темпера-
турных интервалов принимается для смеси кислот сред-
няя теплоемкость с = 0,55 ккал) (кг-град)-,
ц — коэффициент, учитывающий тепловые потери; т] = 1,05.
В подогревателе испаряется вся влага и примерно столько же
жирных кислот. В расчетах с некоторой условностью принимают,
что лёгкие погоны жирных кислот, улавливаемые в ловушке,
учитываются как дистиллированные жирные кислоты
Расход тепла на испарение g = 4,5 кг влаги и Жк, = 4,5 кг
жирных кислот
Q2 = (gr + Мк/1) 7J = (4,5 • 540 + 4,5.120) 1,05 = 3100 ккал/ч,
где г — теплота испарения влаги при остаточном давлении
30 мм рт. ст. № 120° С; г = 540 ккал!кг-,
— то же, легколетучих жирных кислот; гх = 120 ккал/кг.
Суммарный расход тепла
Q = Qi + Q2 = 26100 +-3100 = 29200 ккал/ч.
Расход пара
п 29200
Dy ==----------------------= 62 кг/ч,
467
где 467 —полезная теплоотдача 1 кг глухого пара при абсолют-
ном давлении 3 ат, ккал!кг.
Расход пара на перемешивание, по практическим данным, со-
ставляет D2 = 25 кг/ч.
Суммарный расход пара D = D, + D2 = 62 + 25 = 87 кг/ч.
Поверхность нагревательных элементов подогревателя составит:
„ О 29200 о с 2
F = ——- =------------------------- = 2,6 м,
kM^p 350-33
где k—полный коэффициент теплопередачи от пара к жир-
ным кислотам; принимают k = 350 ккал/(м2-ч-граду,
А^ср — средняя разность температур между греющим паром
и жирными кислотами; Д^ср = 33 град.
146
Поверхность нагрева из-
готовлена из трех верти-
кальных элементов поверх-
ностью f — 0,85 м2 каждый,
обшей поверхностью F =
= 2,55 ж2.
Дистилляционный куб
предназначен для непрерыв-
ного нагрева и отгонки жир-
ных кислот.
Куб (рис. 30) представ-
ляет собой вертикальный ап-
парат 1 диаметром 1800 мм
с фигурным днищем и сфе-
рической крышкой. Он снаб-
жен отбойником 2 и насад-
кой 3. Аппарат внутри раз-
делен вертикальными ради-
альными перегородками 4
на девять секторов. С на-
ружной стороны днища по
центру каждого сектора
приварены вертикальные
грубы 7, которые служат
для размещения вынимаю-
щихся снизу нагреватель-
ных элементов. 6.
Из вакуум-сушильного
аппарата жирные кислоты
поступают в первый сектор
куба. Здесь кислоты эжек-
тируются при помощи ост-
рого пара и направляются
на поверхность греющего
элемента. В тонком слое
кислоты нагреваются и ча-
стично испаряются._________
Рис. 30. Дистилляционный куб
непрерывного действия:
/ — корпус куба; 2 — отбойник; 3 —
насадка из колец Рашига; 4 — верти-
кальные перегородки секторов; 5 —
отражатель; 6 — нагревательный эле-
мент; 7 — корпус нагревательного эле-
мента; 8 — форсунка острого пара;
9 — вход паров ВОТ; 10 — выход
конденсата; 11 — парорегулируюгцие
шайбы; 12 — выход паров жирных
кислот и воды; 13 ~ кольцевой за-
зор; 14 — переливной штуцер; 15 —
вход сырых жирных кислот; 16 — слив
Жирных кислот; 17 — выход недистил-
лнруемого остатка.
ооог
10*
147
Жирные кислоты, неиспарившиеся в первом секторе, попада-
ют в промежуточное пространство 13 и по штуцеру 14 перели-
ваются во второй сектор, где вторично нагреваются и дистилли-
руются. Таким же образом кислоты последовательно проходят
через все девять секторов. В последний девятый сектор поступает
недистиллируемый остаток, который непрерывно удаляется в
вакуум-приемник.
Нагревательные элементы каждого сектора питаются парами
ВОТ от парогенератора. Обычно температура жирных кислот в
первом секторе ниже, чем в девятом.
Ввиду большой разницы температур жирных кислот, находя-
щихся в первом и втором секторах, с одной стороны, и в девятом
секторе, с другой, в целях предотвращения деформации перего-
родок в девятом секторе установлены двойные перегородки с воз-
душной прослойкой между ними.
Аппарат изготовлен из кислотостойкой стали и оборудован
смотровыми стеклами, переливными трубами и другой необхо-
димой арматурой и гарнитурой.
В течение часа из подогревателя в дистилляционный куб по-
ступают жирные кислоты.
GX = G — ЖКз = 895,5 — 4,5 = 891,0 кг.
Расход тепла для нагрева жирных кислот от = 120° С до
/к = 230° С равен
Q, = G±c (tK — /н) т] = 891,0 0,55 (230 — 120) 1,05 = 56600 ккал/ч.
После первой дистилляции отход с кубовым остатком состав-
ляет Gr, = 67,5 кг/ч.
Таким образом, в дистилляционном кубе испаряются жирные
кислоты в количестве
ЖК1 = G,. — Gri = 891 — 67,5 = 823,5 кг/ч.
Расход тепла на испарение 823,5 кг жирных кислот
Q2 =ЖК/-1,05 = 823,5-76-1,05 = 65720 ккал/ч,
где г—теплота испарения стеариновой кислоты при остаточном
давлении 5 мм рт. ст.; г = 76 ккал/кг.
Расход тепла на перегрев впрыскиваемого пара равен
Q3 = Da (гп — i) 1,05 = 60 (702 — 621) 1,05 = 5100 ккал/ч,
где Dn— расход впрыскиваемого пара; Da = 60 кг/ч (расчет
см. ниже);
in—теплосодержание перегретого пара; при абсолютном
давлении 0,0068 ат и температуре 230° С; in =
= 702 ккал/кг-,
i — теплосодержание насыщенного пара; при степени су-
хости 0,95 и при абсолютном давлении 3 ат; i ~ 650—
—0,05-517 = 621 ккал/кг.
148
Необходимое количество теплоносителя (ВОТ)
D = Q1 + Q2 + Q3 = 56600 + 65720 + 5100 = 127420 _ 2Q
Е0Т Гвот 64 64 ' '
где гвот — теплота испарения ВОТ; принимают гвот = 64 ккал/кг.
Для снижения температуры кипения жирных кислот и их пе-
ремешивания дистилляцию производят в присутствии острого па-
ра в количестве 7% весовых. При этом парциальное давление
водяного пара составит
0,07-МР 0,07-284,5-5
-- --------------------- ------------------------
уИ-0,07 + Л4В (I — 0,07) 284,5-0,07 + 18(1 —0,07)
= 2,7 мм рт. cm. (II-8)
Парциальное давление паров жирных кислот
р1 = Р — р2 = 5 — 2,7 = 2,3 мм рт. ст.
В приведенных выше уравнениях:
0,07—количество острого водяного пара;
М—- молекулярная масса стеариновой кислоты; М = 284,5;
Л4В— молекулярная масса воды; Мв = 18;
Р — общее давление в кубе; Р = 5 мм рт. ст.
При парциальном давлении паров 2,3 мм рт. ст. стеариновая
кислота согласно рис. 31 кипит при температуре 200° С.
Парциальное давление паров жирных кислот при дистилляции
с присадкой 5, 10 и 20% вес. острого водяного пара при различ-
ных давлениях может быть найдено по номограмме (рис. 32).
Расход впрыскиваемого водяного пара
Dn = ЖК1 • 0,07 = 823,5• 0,07 = 5860 кг/ч.
Температура кипения и парциальное давление паров жирных
кислот при дистилляции с присадкой водяного пара и без него
приведены в приложении 5.
Количество впрыскиваемого лара, необходимого для сниже-
ния температуры кипения жирных кислот и их перемешивания,
регулируется специальными шайбами и распределяется по секто-
рам примерно следующим образом: в первый сектор — 6 кг/ч-, во
второй, третий и четвертый секторы — по 5 кг/ч-, в пятый, шестой
и седьмой секторы — по 7 кг/ч; в восьмой и девятый секторы —
по 9 кг/ч.
Суммарную поверхность нагревательных элементов для па-
ров ВОТ определяют по формуле
р _ Qi + Qa + 127120 = м2
k\tcp 100-95
где k—коэффициент теплопередачи от теплоносителя конден-
сирующего пара ВОТ к жирным кислотам; принимают
k = 100 ккал/(м2 чград);
149
адление.мм рт.ст.
... кривые упругости no расчетным донным
--------крибые упругости, отклонямшиеса от расчетных донных
Рис. 31. Кривые упругости паров жирных кислот.
150
Afcp — средняя разность температур; - находят эту величину
как среднелогарифмическую разность температур на
входе и выходе рабочих сред из куба:
280° пары вот 280°
--------------------—>
230° жирные кис поты 120° __ 160 — 50 = 95 град.
---------------- - - ----- ср ~ 160
Разность 50 160° 2,31g —
50
Рммрт.ст. Р,ммрт.ст. .
Число углеродных атомоЪ & молекуле кислоты
Рис. 32. Номограмма для определения парциаль-
ного давления паров жирных кислот при дистил-
ляции с присадкой 5, 10 и 20% (весовых) водя-
ного пара:
I — жирные кислоты + 5% водяного пара, II — жир-
ные кислоты +10% водяного пара, III — жирные кис-
лоты +20% водяного пара.
На этой номограмме молярный процент паров жирных кис,-
р
лот равен у = ~ 100.
Поверхность нагрева изготовлена из девяти вертикальных
элементов. Каждый нагревательный элемент (рис. 33) состоит
из пучка труб 1, уложенного в трубу 2 большего диаметра. Тру-
151
бу 2 крепят к отражателю 3, последний крепят к вертикальным
перегородкам 4.
Поверхностные конденсаторы. Пары жирных кислот вместе
с водяным паром из дистилляционного куба поступают в пер-
вый по ходу, а затем во второй конденсатор. Здесь пары жир-
ных кислот конденсируются и
охлаждаются до 80° С, а охлаж-
денные водяные пары эжектором
первой ступени нагнетаются в
первый барометрический конден-
сатор смешения.
Поверхностный конденсатор
(рис. 34) представляет собой вер-
тикальный сварной аппарат ци-
линдрической формы, состоящий
из корпуса 1 с рубашкой 2, в ко-
торый вставлен двухстенный
охлаждающий цилиндр 3; между
ними образуется кольцевой ка-
нал, разделенный наклонными
радиальными перегородками 4
таким образом, что пар, посту-
пающий в конденсатор, проходит
кольцевое пространство, как че-
рез лабиринт, что способствует
лучшей конденсации паров жир-
ных кислот. Смесь паров посту-
пает из куба в конденсатор че-
Рис. 33. Нагревательный элемент
первого сектора дистилляционного
куба непрерывного действия:
1 — пучок труб греющего элемента;
2 — труба для размещения греющего
элемента; 3 — отражатель; 4 — верти-
кальные разделяющие перегородки;
5 — штуцер для входа жирных кислот;
6 — форсунка для острого пара; 7 —
штуцер для входа паров ВОТ; 8 —
штуцер для выхода конденсата ВОТ;
9 — штуцер для перелива жирных кис-
лот из сектора в сектор; 10 — кольце-
вое пространство для жирных кислот.
рез штуцер 5 и, спускаясь вниз по цилиндру 3, частично охлаж-
дается и переходит в кольцевое пространство. Несконденсиро-
вавшиеся пары и газы через штуцер 6 переходят во второй кон-
денсатор.
Во втором конденсаторе движение паров происходит в обрат-
152
ном направлении: сначала в межкольцевое пространство, а за-
тем в цилиндр; несконденсировавшиеся водяные пары уходят
через штуцер 7.
В конденсаторы в течение часа поступают пары с температу-
рой /н = 200оС в количестве:
а) жирные кислоты Жк. = 823,5 кг;
б) водяной перегретый nap Dn = 60 кг.
Здесь пары жирных кислот конденсируются и охлаждаются
при постоянной температуре 80° С. Перегретый водяной пар
также охлаждается до 80° С.
Рис. 34. Поверхностные- конденсаторы жирных кислот:
а — первый конденсатор; б — второй конденсатор.
Тепло, отводимое три охлаждении жирных кислот до tK =
= 80° С:
Qi = (^ —/к) = 823,5 • 0,45 (200—80) = 44470 ккал/ч,
где с — теплоемкость паров стеариновой кислоты; с =
= 0,45 ккал/(кг-град).
153
Из второго поверхностного конденсатора 6j = 4,5 к.г паров
жирных кислот в виде угара уносится с водой первого баромет-
рического конденсатора.
Таким образом, в первом и втором поверхностных конденса-
торах конденсируются жирные кислоты в количестве
Хк3 = ^к< — 81 = 823,5 — 4,5 = 819 кг/ч.
Выход товарных дистиллированных жирных кислот
Ж^ + ЖКг = 819 + 4,5 = 823,5 кг/ч,
где Жк„ —легколетучие погоны, отходящие из вакуум-сушиль-
ного аппарата и улавливаемые в ловушке, учитывают-
ся как дистиллированные кислоты; Ж 3 =4,5 кг/ч.
Тепло, отводимое при конденсации Жк„ = 819 кг/ч, жирных
кислот
Q2 = Жк,г = 819 • 76 = 62250 ккал/ч.
Тепло, отводимое при охлаждении водяного пара до 80° С:
Q3 = Da (гх — С) = 60 (688—634) = 3240 ккал/ч,
где — теплосодержание перегретого водяного пара при тем-
пературе 200° С и давлении 5 мм рт. ст. или абсолютном
давлении 0,0068 ат; i\ = 688 ккал/кг;
i2— то же, при температуре 80° С; = 634 ккал/кг;
г — скрытая теплота испарения стеариновой кислоты при
остаточном давлении 5 мм рт. ст.; г = 76 ккал/кг.
Суммарное количество тепла, отводимое в поверхностных
конденсаторах
Q = & -у Q,, -у Q3 = 44470 62250 + 3240 = 109960 ккал/ч.
Как указано выше, тепло в конденсаторах отводится цирку-
лирующим водяным конденсатом.
Необходимое количество циркулирующего конденсата при
температуре на входе = 60° С и на выходе 4 = 80° С (на два
конденсатора)
w/ Q 109960 к к ч/
1F„ игж = —— =-------= 5500 кг, или 5,5 м3/ч.
ц ₽ 12 — 6 80-60
Расчет поверхности первого и второго конденсаторов ведут
раздельно по периодам их работы:
конденсация жирных кислот;
охлаждение жирных кислот и водяного пара до 80° С.
Сначала необходимо найти разность температур между кон-
денсируемыми и охлаждаемыми парами и водой.
(°C 200 пары 200 конденсат жирных 80
кислот и водяной пар
период конденсации 1 период охлаждения
/°C 80 вода tx вода 60
154
Температура воды к концу периода охлаждения
/ = 60 + -Ql+&_ = 60 + -4470-+ 3240 = 69° С.
^цИрК 5500
Средняя разность температур в период конденсации
АСР1 = (2^)^(20_0=80_) = 125>5 град_
Средняя разность температур в период охлаждения
А/МгМ = 59гра5.
2 200—69
Потребная поверхность теплопередачи для периода конден-
сации
СМР1 50-125,5
То же, для периода охлаждения:
f = 0,+ft „ 44470 + 3240 _20
Mfcp, 40 • 59
где kx — коэффициент теплопередачи! в период конденсации жир-
ных кислот; принимаем k\ =50 ккал/(м2-ч-град) (см.
приложение 18);
k2 — коэффициент теплопередачи в период охлаждения кон-
денсата жирных кислот и водяных паров; k2 =
= 40 ккал! (м2 • чград).
Суммарная поверхность конденсаторов
F = 10 + 20 = 30 лг.
Поверхность теплопередачи первого и второго поверхностно-
го конденсатора типовой конструкции составляет 2 X 18 = 36 м2.
Холодильник для конденсата. Холодильник предназначен для
охлаждения водяного конденсата циркулирующего в поверх-
ностных конденсаторах. Охлаждающая вода проходит по тру-
бам, а охлаждаемый конденсат в межтрубном пространстве.
Холодильник представляет собой двухходовой горизонталь-
ный, кожухотрубный, из углеродистой стали сварной аппарат со
съемными крышками. Размеры: диаметр 0,5 м, длина цилиндри-
ческой части 1,48 м.
Согласно предыдущим расчетам, количество циркулирующе-
го конденсата, проходящего через первый и второй поверхност-
ные конденсаторы, равно №цИрк — 5,5 м3/ч.
Этим же конденсатом охлаждается 67,5 кг/ч кубового остат-
ка в приемнике.
155
Количество тепла, которое необходимо отвести конденсатом
из приемника
Q = 67,5 • 0,4 (230—100) = 3500 ккал/ч,
где 0,4 — теплоемкость кубового остатка, ккал/ (кг • град).
Расход охлаждающего дистиллята
--------------=0,18 м*/ч.
р (80—60) 1000
Расход воды на охлаждение циркулирующего конденсата
Q + Q' 109960 + 3500 ноле ил ч
W= -— =--------!----= 11346 кг = 11,4 мЛ.
tK - /„ 30—20
Потребная поверхность охлаждения
f — Q + Q' _ 109960+3500 __ 17 м2
~ /гЛ/ср ~ 150-45 ~
где k — коэффициент теплопередачи; принимается k =
= 150 ккал{ (м2 ч•град);
Л/ср— средняя разность температур;
= (80-30)+ (60-20) = 45 град,
4.н и /в.к — начальная и конечная температура воды соответст-
венно 20 и 30° С.
Пароэжекторный агрегат для создания глубокого вакуума.
Процесс дистилляции жирных кислот осуществляется под вакуу-
мом 755 мм рт. ст.; остаточное давление 5 мм рт. ст.
0,0068 ат1. Вакуум создается трехступенчатым пароэжекторным
агрегатом.
Головку, диффузор и рабочие сопла эжектора первой ступе-
ни изготовляют из нержавеющей стали. Для нагрева диффузор
снабжен паровой рубашкой, изготовленной из углеродистой
стали.
Эжекторы второй и третьей ступени изготовляют из чугуна.
Для получения в дистилляционном кубе остаточного давле-
ния 5 мм рт. ст., расчетное давление у штуцера всасывания
эжектора первой ступени должно быть меньше на величину гид-
равлического сопротивления. Значение гидравлического сопро-
тивления при движении паров в трубопроводе и в поверхностных
конденсаторах, по практическим данным, составляет 1,5 —
2,0 мм рт. ст., принимаем 2 мм рт. ст.
Разность между остаточным давлением в дистилляционном
кубе и величиной гидравлического сопротивления представляет
1 Для расчета пароэжекторного агрегата здесь и в дальнейшем принято
абсолютное давление.
156
собой абсолютное давление на стороне всасывания эжектора
первой ступени и равно
р0 = 5—2 == 3 мм рт. ст. = 0,004 ат.
Основными параметрами, обусловливающими режим работы
эжекторного агрегата, являются: начальное и конечное давление
и производный от них коэффициент сжатия.
По этим параметрам рассчитывают расход рабочего пара и
воды и подбирают наиболее выгодные условия работы.
Один из методов расчета пароструйных эжекторных агрега-
тов предложен ранее {24]. Ниже приведен удобный графический
метод расчета при помощи /S-диаграммы водяного пара.
Расчет ведется исходя из следующих предварительно выбран-
ных условий (табл. 32).
Таблица 32
Номер эжектора Абсолютное давление, ат Коэффициент сжатия
начальное конечное
Первый 0,004 0,0475 0,0475 Ki = = 11,6 0,04
Второй . . . . . 0,0475 0,24 0,24 ТС, = —: = 5 2 0,0475
Третий 0,24 1,1 1,1 /<3 “ 0,24“ 5
Параметры рабочего водяного пара эжекторного агрегата,
принимаемые для расчета, следующие:
давление Pi = 9 ат; температура = 174,5° С;
теплосодержание = 662 ккал)кг-,
температура пара, эжектируемого из аппарата, t0 = 80° С.
На /S-диаграмме водяного пара (рис. 35) линия АВ харак-
теризует процесс адиабатического расширения рабочего пара в
сопле эжектора от начального давления р\ до давления у шту-
цера всасывания эжектора. Линия DE характеризует процесс
адиабатического сжатия смеси рабочего и инжектируемого пара
в диффузоре до конечного давления эжектора.
Действительные процессы, происходящие в паровом эжекто-
ре, отклоняются от теоретических. Эти отклонения заключаются
в следующем:
1. Процесс расширения пара в сопле будет отклоняться от
адиабаты и точка, характеризующая конечное давление состоя-
ния пара на выходе из сопла, будет соответствовать точке С и
линия АС характеризует действительное расширение рабочего
пара в сопле.
157
2. Процесс сжатия смеси рабочего и инжектируемого пара в
диффузоре отклоняется вправо (точка F) от адиабатического.
Коэффициент инжекции И, который соответствует количест-
ву килограммов инжектируемого пара на 1 кг рабочего пара,.
является основным показателем, характеризующим эффектив-
ность работы эжектора.
Коэффициент инжекции определяют по уравнению
И = К jp/"1 кг/кг. (П-9)>
В этом уравнении
К = <Р1?2?з?4 = 0,93 ’ 0,82 • 0,92 = 0,7,
где ф1 — коэффициент потери скорости движения рабочего пара
при входе в сопло, учитывающий, что действительная
скорость истечения всегда меньше теоретической (дц =
= 0,93—0,98); принимают дц = 0,93;
ф2 — коэффициент, учитывающий потери скорости от уда-
ров в камере смешения эжектора; принимается, по-
практическим данным, ф2 = 0,9;
158
Фз — коэффициент, учитывающий потери скорости от трения
в камере смешения эжектора. В литературе [3] реко-
мендуется принимать фгфз = 0,82—0,90; принимает-
ся 0,82;
Ф4 — коэффициент скорости движения пара при выходе из
эжектора; <р4 = 0,92—0,98; принимается ф4 = 0,92;
h'a — адиабатический перепад тепла рабочего пара в сопле
от давления р\ до давления р0;
h"a —адиабатический перепад тепла в камере сжатия.
Решение уравнения (II—9) ведется при помощи /S-диаграм-
мы водяного пара (рис. 35) отдельно для каждого эжектора.
Эжектор первой ступени
Сопло. Начальное состояние рабочего пара (pi = 9 ат, t\ =
= 174,5° С, i\ = 662 ккал/кг) изображено точкой А, в которой
пересекается изобара 9 ат и изотерма 174,5° С. Адиабатический
перепад тепла в сопле расширения от давления р\ = 9 ат до р0 =
= 0,004 ат измеряется отрезком АВ (точка В соответствует ро =*
= 0,004 ат, i2) и равен h', = q — i2. При этом теплосодержание
пара понижается с i\ = 662 ккал/кг до г’г = 425 ккал)кг, т. е,
ha = 662—425 = 237 ккал!кг.
Благодаря некоторой потере кинетической энергии в сопле,
действительное теплосодержание рабочего пара в конце процес-
са расшир'ения определяется уравнением
1-; =i3 + (1 — йа = 425 + (1—0,932) 237 = 457 ккал!кг.
Теплосодержание пара i'2 = 457 ккал/кг соответствует в IS -
диаграмме точке С на изобаре ро — 0,004 ат. Следовательно, дей-
ствительный процесс расширения рабочего пара в сопле изобра-
жается на /S-диаграмме наклонной линией АС.
Камера смешения. Выйдя из сопла, рабочий пар попа-
дает в камеру смешения, где за счет поверхностного трения увле-
кает вторичный пар.
Теплосодержание паровой смеси (рабочего и инжектируемого
пара) перед входом в камеру сжатия определяется уравнением
г'1 + Я.'О
1 + И
(1 + Я)2
ккал! кг,
(П-10)
где И — коэффициент инжекции. Обычно его находят методом
подбора. Для этого задаются сначала некоторым наи-
более вероятным значением его с последующей провер-
кой. Допустим, что в рассматриваемом случае И =
= 0,23 кг/кг,
159
i0 — теплосодержание инжектируемого пара до сжатия.
При р0= 0,004 ат и to = 80° С теплосодержание равно
i0 = 642 ккал/кг.
Подставляя в уравнение (II—10) принятые значения И и <рг,
получают
662 + 0,23 • 642
1+0,23
0,932 0,92 • 237
(1 +0,23)2
= 549 ккал; кг.
Соответственно найденному теплосодержанию (i3 =
= 549 ккал/кг} состояние пара перед входом в камеру сжатия
изобразится на /S-диаграмме точкой D на изобаре 0,004 ат.
Адиабатический процесс сжатия паровой смеси протекал бы
по прямой DE (точка Е находится на изобаре 0,0475 ат), и ко-
нечное теплосодержание сжатого пара равнялось бы 625 ккал)кг
и соответственно теплоподъем составил бы /г" = 625—549 =
= 76 ккал/кг.
Действительное теплосодержание сжатой паровой смеси опре-
деляется уравнением
= ц + И,о_ = 662 + 0,23 - 642 = 658 ккал1кг_ (1и р
1 \ + и 1+0,23
Следовательно, действительное конечное состояние сжатого
пара изобразится в /S-диаграмме точке F на изобаре 0,047 ат,
а самый процесс сжатия пойдет по линии DF.
Для технических расчетов без особого ущерба для их точно-
сти можно не находить значения АС и DF приняв, что АВ = АС,
a DE = DF.
По формуле (II—9) проверяют принятый коэффициент ин-
жекции
И = 0,7|/'^-1 = 0,7рЛ^-1 =0,23 кг/кг,
Таким образом, вычисленное значение И оказалось равным
предварительно принятому и, следовательно, расчет произведен
правильно. Если такого совпадения не получается, то необходи-
мо задаться несколько иным значением И в зависимости от по-
лученных результатов несколько большим или меньшим, чем 0,23
и повторить расчет.
Удельный расход рабочего пара для эжектора первой ступени
8Х = — = —!—=4,4 кг/кг. (П-12)
И 0,23
Эжектором первой ступени инжектируется (в кг/ч):
1) впрыскиваемый пар D,, = 60;
2) пары жирных кислот 61 = 4,5;
160
3) воздух через неплотности. Согласно практическим данным
на каждые 100 кг дистиллята натекает 1 кг воздуха, или
Всего инжектируется паров и воздуха Gj = 72,8 кг.
Часовой расход рабочего пара эжектором первой ступени
D3i = G181 = 72,8 • 4,4 = 320 кг)ч.
Первый барометрический к он д е н с а т о р. В пер-
вый конденсатор поступает водяной пар в количестве
D{ = G, + D3i + D, = 72,8 + 320 + 25 = 417,8 кг/ч,
где D2 — расход острого пара в вакуум-осушителе; D2 — 25 кг)ч.
Расход воды на конденсацию 417,8 кг)ч пара составит
_ ^*1 (Ч +и)
1 Св.к-'в.н)1000
417,8(658—30)
. (30—20) 1000
= 26,72 л»/ч,
где /в.н — начальная температура воды; /в.н = 20° С;
/в-к — конечная температура воды; /в.к = 30° С.
Эжектор второй ступени
Эжектор второй ступени рассчитывают аналогичным обра-
зом, построив для него свою /S-диаграмму. В результате постро-
ения диаграммы находят, что при р\ = 9 ат tx = 174,5° С и i\ =
= 662 ккал/кг и при давлении всасывания эжектора р;, = 0,0475
теплосодержание пара будет = 475 ккал/кг, следовательно,
тепловой перепад в сопле расширения /га' = 662—475 =
= 187 ккал/кг. Теплосодержание паровой смеси i3a перед входом
в камеру сжатия находят из уравнения (II—10)
= 662+0,3-610 0^-0,92.187 = 65()_77 = 573 ккал!кг<
1+0,3 (1+0,3)2
где 610 — теплосодержание инжектируемого пара при ра =
= 0,0475 ат;
0,3 — коэффициент инжекции. Он находится методом подбо-
ра и подлежит проверке.
Теплосодержание смеси сжатого пара определяют по уравне-
нию (II—11).
662 + 0,3-610
i.3 —---—------= 650 ккал кг.
1+0,3
11 Заказ 1236
161
Зная рц = 0,0475 ат и i3a = 573 ккал/кг, по /S-диаграмме на-
ходят точку, характеризующую адиабатический теплоподъем
(при давлении 0,24 ат — конечного давления эжектора второй
ступени). Она соответствует i = 627 ккал/кг-, следовательно, h’a =
= 627—573 = 54 ккал/кг.
По уравнению (II—9) проверяют предварительно принятый
коэффициент инжекции _________
Я = 0,7 -рЛ — ! = 0,3 кг/кг,
что соответствует принятому выше коэффициенту.
Удельный расход рабочего пара эжектором
о, = —— = 3 3 кг/кг.
0,3
Эжектором второй ступени инжектируется (в кг/ч):
1) воздух, содержащийся в воде первого барометрического
конденсатора (принимая 0,025 кг воздуха на 1 .-и3 воды), 0,025-
= 0,025-26,7 = 0,7;
2) воздух, содержащийся в водяном паре, из расчета 0,01 кг
воздуха на 1 кг конденсирующего пара — 0,01 (£>Э1 + Da + DT) =
= 0,01 (320 + 60 + 25) = 4;
3) воздух, натекаемый извне в аппаратуру дистилляционной
установки, Вн = 8,3.
Всего инжектируется вторым эжектором G'2 = 13 кг.
Инжектируемый из конденсатора воздух насыщен водяными
парами. Количество пара в паровоздушной смеси определяют по
уравнению
d =--------
1+0,622
0,622- ——---------
Ра — рв.п ______
/?в.п
ра Рв.п
= 0,57
0,0323
°’622 ~ 0,0475—0,0323 __
0,0323 ~
1 +0,622---------------
0,0475—0,0323
кг/кг, (II-13)
где рв.п — упругость водяного пара при температуре смеси, отса-
сываемой из первого конденсатора.
Температура паровоздушной смеси равна
Км = К.н + 4 + 0,1 (К.к-/в.н) = 20 + 4 + 0,1 (30-20) = 25° С.
Упругость водяного пара при 25° С равна 0,0323 ат.
Масса (вес) паровоздушной смеси, которая отсасывается из
первого барометрического конденсатора:
G2 = -—= — 7~г— = 30 "кг/ч.
1 — d 1—0,57
Часовой расход рабочего пара эжектором второй ступени
+Э2 = — 30 • 3,3 = 100 кг/ч.
462
Расход воды на конденсацию G3 = 30+100 = 130 кг/ч пара
во втором барометрическом конденсаторе при начальной темпе-
ратуре воды /в.н = 20° С и конечной tB.K = 40° С составит
VA = А1Ч-*В к) = .100(650-40) =4 0
(+.К —4.н) 1000 (40—20) 1000
Эжектор третье pi ступени
Расчет этого эжектора аналогичен эжектору второй ступени.
Результаты расчетов эжекторного агрегата приведены
в табл. 33.
Таблица 33
Л Показатели Обозначе- ние или формула Количество, рассчитанное для эжектора
первой ступени второй ступени третьей ступени
Начальное теплосодержание ра- бочего пара, ккал/кг .... Адиабатический перепад тепла в сопле расширения, ккал/кг Теплосодержание смеси пара перед входом в камеру сжа- тия, ккал/кг Адиабатический перепад тепла в камере сжатия, ккал/кг . . Коэффициент инжекции, кг/кг Удельный расход рабочего па- ра, кг/кг Масса (вес) сухого инжектируе- мого воздуха, кг/ч Масса (вес) паровоздушной смеси, кг/ч Расход рабочего пара, кг/ч . . Расход охлаждающей воды, я3/ч г1 г'1 — г2 гз йа И в G G 662 662—425= =237 549 625—549=76 0,23 1:0,23=4,4 8,3 72,8 72,8-4,4= =320 26,7 662 662—475= = 187 573 627—573=54 0,3 1:0,3=3,3 13 30 30-3,3=100 4,0 662 662—526= = 136 584 637—584=53 0,12 1:0,12=8,3 14,0 15,0 15-8,3=125
Примечания: 1. Масса (вес) сухого воздуха, отсасываемого эжектором
третьей ступени, найдена следующим образом:
а) поступает из второго конденсатора 13,0
; б) поступает через неплотности 0,01 • 100=1,0
в) воздух, содержащийся в воде, направляемой во второй конденсатор
* 0,025-3=0,075
й Всего........... 14,075 ss 14 кг
2. Расход рабочего пара на весь эжекторный агрегат составляет 320+100+
+125=545 кг/ч.
3. Расход охлаждающей воды на весь эжекторный агрегат равен 26,7+
+4,0=30,7 м*/ч.
11* 163
Расчет диаметра трубопровода
для паров жирных кислот и водяного пара
Коммуникации дистилляционной установки работают в усло-
виях глубокого вакуума, агрессивной среды и высоких темпера-
тур. Поэтому конструкция должна быть компактной, простой и
надежной в работе. В соответствии с этими требованиями трубо-
проводы изготовляют из кислотостойкой стали и снабжают ком-
пенсирующими устройствами.
Диаметр трубопровода определяется в зависимости от расхо-
да и скорости движения паров.
В качестве примера приводится расчет диаметра трубопрово-
да (без учета потерь давления) от дистилляционного куба до
первого барометрического конденсатора.
Так как количество паров и их температура на протяжении
участка меняются, длину трубопровода делят на три части:
а) от дистилляционного куба до поверхностных конденсато-
ров;
б) от второго конденсатора до эжектора первой ступени;
в) от ловушки до первого барометрического конденсатора.
Количество паров, поступающих в трубопровод первого участ-
ка в течение часа: жирных кислот Жк. = 823,5 кг и воды £)п =
= 60 кг.
Внутренний диаметр трубопровода определяется формулой
d=-\f--------—м, (П-14)
|/ 3600 • 0,758 • w
где w — скорость движения паров; принимают w = 50 м/сек-,
Уж — объем паров жирных кислот при 200° С и остаточном
давлении р = 5 мм рт. ст.-,
v VoTPBz= 823,5-22,4(200 + 273)735,6 16525л,3. /П.15)
ж М • 273 • р 284,5-273-5 ’ '
Vn — объем водяных паров при этих же параметрах;
у = _Рп47,уРо = 60 - 47,1 (200 + 273)735^, = м. б)
п 10000? 10000 • 5
Подставляя найденные значения Уж, Vn и w, получают
16526 + 19665 л с
-----------------= 0,5 м.
3600 • 0 785 • 50
В уравнениях (II—15) и (II—16)
Vo — объем 1 кг моля паров жирных кислот при 0° и 760 мм
рт. ст.-, Vo = 22,4 м^/кг • моль-,
Т—абсолютная температура паров при температуре их
200° С; Т = 200 + 273 = 473° К;
164
Ро — давление 1 ат; р0 = 735,6 мм рт. ст.;
М — молекулярная масса стеариновой кислоты; М = 284,5;
р — остаточное давление в кубе; р = 5 мм рт. ст.;
47,1 — газовая постоянная водяного пара.
По трубопроводу второго участка протекает водяной пар
в количестве = 60 кг/ч; температура его на этом участке со-
ставляет 80° С.
Объем водяного пара
V'n = 60-47,^4- ^)^ = 14700
10000 - 5
Диаметр трубопровода при скорости движения пара W —
= 50 м/сек
14700
3600 -0,785-50
= 0,325 м.
В третий участок поступает водяной пар из куба в количестве
Dn = 60 кг/ч, от вакуум-осушителя Дг = 25 кг/ч и рабочий пар
эжектора первой ступени D3t = 320 кг/ч, всего 405 кг/ч. Остаточ-
ное давление на этом участке равно 35 мм рт. ст., а средняя тем-
пература пара равна 90° С.
Объем водяных паров
- = 405 . 47. (90 +273) 735.6 _ и w
10000 • 35
Внутренний диаметр трубопровода при скорости движения
пара = 50 м/сек
14650
3600 -0,785-50
= 0,325 м.
Определение физических параметров жирных кислот
Вязкость жирных кислот при температуре до 100° С можно
определить по графику (рис. 36) в сантипуазах (спз).
Ниже приведен пример перевода абсолютной вязкости, выра-
женной в спз, в кг- сек/м2, или кинематическую вязкость в м2/сек.
Пример. Определить абсолютную и кинематическую вязкость пальмити-
новой кислоты (С16) при 70° С в технической системе единиц соответственно
в кг • сек/м2 и мЧсек.
По графику (рис. 36) абсолютная вязкость пальмитиновой кислоты в сис-
теме CGS .равна 7,6 спз.
Абсолютная вязкость пальмитиновой кислоты в технической системе
единиц.
т) = 7,6-0,000102 = 0,0007752 ка-сек/м2.
Для перехода от
формулой
Р
абсолютной к кинематической вязкости пользуются
0,0007752 9,81
848,3
=0,0000089 м2/сек,
165
где 0,000102 — коэффициент перехода от спз к кг сек/м2-,
g— ускорение силы тяжести; g = 9,81 м/сек2-,
р — плотность пальмитиновой кислоты; при 70° С р-848,3 кг/м? (по
приложению il).
Рис. 36. График для определения вязкости насы-
щенных жирных кислот в зависимости от темпе-
ратуры:
1 — капроновая кислота; 2 — энантовая кислота; 3 —
каприловая кислота; 4 — пеларгоновая кислота; 5 — ла-
уриновая кислота; 6 — миристиновая кислота; 7 — паль-
митиновая кислота; 8 — стеариновая кислота.
Вязкость некоторых жирных кислот при температуре выше
100° С приведена в приложении 6.
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА И ВОДЫ
Расходпара на технологические нужды дистилляции жир-
ных кислот приведен в табл. 34.
Удельный расход пара на 1 т дистиллированных жирных кис-
лот:
а) при однократной дистилляции
= -Z2-Z-10QQ_ = 883 кг;
823,5
б) с учетом расщепления и повторной дистилляции кубового
остатка
д. = 823 1000 = 958 ю
857,8
Расход воды на технологические нужды дистилляции
жирных кислот приведен в табл. 35.
166
Таблица 34
Статьи расхода ч Расход пара, кг
в час (при дистилля- ции 9 00 кг расщеп- ленных жнров) на 1 т дистилли- руемых жирных кислот
Нагрев жирных кислот в вакуум-подогревателе согласно расчету (см. стр. 146) 62 69
Расход впрыскиваемого пара при: а) сушке и деаэрации жирных кислот (см. стр. 146) 25 28
б) дистилляции жирных кислот (см. стр. 148) . . . 60 67
Расход рабочего пара на пароструйный эжекторный агре- гат (см. табл. 33) 545 605
Прочие неучтенные расходы 5% от суммарного расхода 35 38
Всего при однократной дистилляции 727 807
Дополнительный расход пара при расщеплении кубового остатка и повторной, дистилляции расщепленного жира расщепление 67,5 кг кубового остатка после первой дистилляции при расходе пара 0,63 кг/кг 67,5-0,63 43 48
повторная дистилляция расщепленного жира в коли- честве 66,1 кг при расходе 0,82 кг/кг 64,5-0,82 . 53 58
Всего с учетом расщепления и повторной дистилляции кубового остатка . 823 913
Таблица 35
Статьи расхода Расход воды, ж3
в час (при дистилля- ции 900 кг расщеп- ленных жиров) на 1 т дистил- лируемых кислот
Конденсация рабочего и отсасываемого пара в баромет- рических конденсаторах пароэжекторного агрегата, согласно расчету (см. табл. 33) 30,7 34,0
Охлаждение конденсата циркулирующего в системе, сог- ласно расчету (см. стр. 156) . 11,4 12,7
Прочие неучтенные расходы 5% от суммарного расхода 2,1 2,3
Всего при однократной дистилляции 44,2 49,0
Дополнительный расход воды при расщеплении кубового остатка и повторной дистилляции расщепленного жира расщепление кубового остатка после первой дис- „ 7-67,5 тилляции при расходе воды 7 кг!кг 1000 0,5 0,6
повторная дистилляция расщепленного жира в ко- 48-66,1 личестве 66,1 кг при расходе 48 кг(кг 3,2 3,5
Всего с учетом расщепления и повторной дистилляции кубового остатка 47,9 53,1
167
Удельный расход воды на 1 т дистиллированных жирных кис-
лот составит:
а) при однократной дистилляции
„„ 44,2-1000 ..
W = —---------= 54 м3;
823,5
б) с учетом расщепления и повторной дистилляции кубового
остатка
W" = 47,9- 1000 = 55
857,8
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
На рис. 37 и 38 показана компоновка оборудования цеха
дистилляции жирных кислот производительностью 66 т в сутки
(по исходным кислотам) по проекту Гипрожира.
Цех размещают в трехэтажном здании размерами в плане
24 X 17,6 м, высотой 13,3 м. Проектом предусмотрена установка
трех параллельно работающих типовых дистилляционных уста-
новок отечественного производства непрерывного действия, что
позволяет одновременно перерабатывать три разных вида
сырья.
В помещении можно монтировать еще одну четвертую уста-
новку, что позволяет увеличить мощность цеха до 88 т в сутки.
Каскадное расположение оборудования обеспечивает удобство
обслуживания аппаратуры.
Основное оборудование, требующее наблюдения: подогрева-
тели 3, дистилляционные кубы 4, конденсаторы 5 и 6 и паровые
эжекторы первой ступени размещены на перекрытии третьего
этажа.
Здесь же размещены резервуары 1 и 2 для расщепленных
жиров, направляемых на дистилляцию.
На перекрытии второго этажа, выполненном в виде рабочей
площадки, размещены сборники для дистиллята 15 и для кубо-
вого остатка 22.
На первом этаже размещены насосы и другое вспомогатель-
ное оборудование, а также резервуары для дистиллированных
жирных кислот 18 и 19.
Барометрические конденсаторы эжекторной установки выне-
сены на площадку, смонтированную на кровельном покры-
тии.
Парогенераторы ВОТ вынесены в одноэтажное двухсветное
помещение, примыкающее к дистилляционному цеху.
Технико-экономические показатели проекта приведены в
табл. 36.
168
16»
По I-I
Рис. 38. Компоновка оборудования цеха дистилляции производительностью
66 т исходных кислот в сутки:
а — продольный разрез (I—I); б — поперечный разрез (II—II).
(Обозначения те же, что н на рис. 37).
170
Таблица 36
Показатели Количество
на весь цех на мощность 1 т в сутки
Площадь развернутая. Л2 1250 19
Кубатура помещения, .я3 7800 118
Количество единиц оборудования, шт. 96 —
Масса (вес) оборудования, т . . . . 60 0,91
Количество электродвигателей, шт/ . Установленная мощность электродви- 16 —
гателей, кет . .......... 93 1,4
По проекту численность обслуживающего персонала состав-
ляет 20 человек.
На рис. 39 и 40 показана компоновка цеха безреактивного
расщепления жиров и производства глицерина при мылова-
ренном- заводе. В составе цеха имеются установки для дистилля-
ции жирных кислот и глицерина.
Технологический процесс Мощность, т'сутки
Расщепление жиров..................................70
В том числе
непрерывным способом в батарее из трех автокла-
вов ........................................60
периодическим способом (жиры, выделяемые из
соапстоков и другие утильные жиры) .... 10
Дистилляции жирных кислот (на исходные кис-
лоты) ...........................................20
Получение сырого глицерина ...................... 7,5
Дистилляция глицерина (на исходный продукт) . . . 12
Цех размещают в двухэтажном здании торцом, примыкаю-
щим к мыловаренному цеху. Размеры цеха в плане 30 X 24 м-
высота до обреза стены 12 м.
Компоновка оборудования произведена таким образом, что
все операции, связанные с постоянным обслуживанием и наблю-
дением, сосредоточены на втором этаже. На первом этаже уста-
новлены в основном резервуары для сырья, полупродуктов и го-
товой продукции. Промежуточные площадки, построенные на
разных уровнях, предназначены для периодического наблюдения
за ходом процесса в высокогабаритной аппаратуре (выпарных
аппаратах, дистилляционных установках). Барометрические кон-
денсаторы выведены за габариты здания.
Проем в междуэтажном перекрытии и коньковой фонарь
обеспечивает естественную аэрацию помещения. Строительные
конструкции здания изготовлены из сборного железобетона, за-
полнение стен кирпичное.
171
0009 0009 I 0009
6
Рис. 39. Компоновка иоорудивания в цехе непрерывного безреактивного расщепления жиров
с установками для дистилляции жирных кислот и глицерина;
а — план первого этажа; б — продольный разрез.
и»
17&
На размещаемом в цехе оборудовании осуществляют следу-
ющие процессы. Исходные жиры (саломас высокотитровый, са-
ломас низкотитровый, животные жиры, кокосовое масло, жиры,
выделенные из соапстоков или другие утильные жиры) поступа-
ют в резервуары 1. Перед направлением в цех жиры взвешивают
на автоматических весах 2. При помощи насосов 3 жиры, пред-
назначенные для расщепления, передаются в два промежуточ-
ных резервуара 4, где готовят смесь их в соответствии с установ-
ленной рецептурой. Эта смесь насосами 5 через теплообменник 6
подается в деаэратор для жиров 7; далее насосами высокого дав-
ления 12 жиры подаются через паровой трубчатый подогрева-
тель 8 в батарею из трех последовательно работающих автокла-
вов 14. Необходимый для расщепления конденсат из резервуа-
ров 31 и 32 насосами 33 через теплообменник 9 подается в свой
деаэратор 10 и далее насосами высокого давления 12 через на-
греватель эжекционного типа поступает в автоклавы 14.
Циркуляция реагирующих масс в автоклавах осуществляется
при помощи насосов 13. Трубчатые подогреватели 15 нагревают
циркулирующую смесь жирных кислот и глицериновой воды
для компенсации тепловых потерь автоклавов.
Расщепленные жиры непрерывно отводятся из третьего по
ходу процесса автоклава через автоматический отводчик 18 и по-
низитель давления в приемные резервуары 23. Отсюда рас-
щепленный жир, разделяясь на два потока, поступает через не-
прерывно действующие смесители 26 в промывные-колонны 25 и
далее в разделяющие сепараторы 27. Промытый расщепленный
жир стекает в приемные резервуары 28, из которых насосами 29
откачивается из цеха или передается для дальнейшей переработ-
ки. Промывная вода, содержащая некоторое количество глице-
рина, стекает в сборный резервуар 32, из которого возвращается
в автоклавы для расщепления.
Глицериновая вода, отстаивающаяся в первом автоклаве,
через автоматический отводчик 17 поступает в свой понизитель
давления, а из него в приемные резервуары 22. Для отделения
следов увлеченного жира глицериновую воду пропускают че-
рез сепараторы 24. Отделившийся жир стекает в сборник 34, а
глицериновая вода — в резервуары 30. Насосом 35 жир из сбор
ника 34 выкачивается в резервуары 28.
Пар, образующийся в понизителях давления 19 и 20, конден-
сируется в холодильнике 21; конденсат, содержащий следы гли-
цероля, стекает в резервуар 32, откуда возвращается в процесс.
Жир, выделенный из соапстока, и другие темноокрашенные
утильные жиры расщепляются отдельно в автоклаве периодиче-
ского действия 14а. Из запасного резервуара этот жир поступает
в мерник 11, а отсюда одним из насосов высокого давления 12 по-
дается в автоклав,- Из мерника 16 в автоклав подается конденсат.
176
Пролетный пар, отходящий из автоклава, проходит через ловуш-
ку 40 и направляется для утилизации в змеевики резервуаров
для глицериновой воды 30. Глицериновая вода проходит через
понизитель давления 19а и стекает в резервуары 22. Вторая гли-
цериновая вода собирается в резервуаре <37 и отсюда возвраща-
ется в процесс.
Если при расщеплении жиров образуется стойкая долго не
расслаивающая эмульсия, то предусматривается установка фу-
терованных кислотоупорным покрытием мешалок 36, в которых
может производиться обработка ее, в том числе серной кислотой,
поступающей из мерника 38. Кислая вода отводится в канализа-
цию через жироловушку 39.
После разрушения эмульсии глицериновая вода и расщеплен-
ный жир поступают в общий поток.
Первую глицериновую воду упаривают в двухкор-
пусном непрерывно действующем выпарном аппарате. При этом
глицериновая вода подается в выносной подогреватель 42 перво-
го корпуса, из которого она переходит в испаритель 43. Частично
выпаренная вода переходит в подогреватель второго корпуса и
далее во второй испаритель. Отсюда через автоматический от-
водчик 45 непрерывно отводится глицерин, упаренный до кон-
центрации 86%, который поступает в резервуары 48. Вторичный
пар из второго испарителя, отделившийся в центробежном сепа-
раторе 44, конденсируется в барометрическом конденсаторе 46.
Вода, отходящая из конденсатора, стекает через коробку 47 в ка-
нализацию.
Упаренный глицерин насосом 49 подается на фильтр-
пресс 50; фильтрат стекает в приемные резервуары для готового
сапонификата 51, из которых передается далее на дистилля-
цию. Сырой глицерин через подогреватель 52 непрерывно посту-
пает в дистилляционный куб 53, в который подается одновремен-
но из пароперегревателя 62 острый водяной пар. Глицерин, кон-
денсирующийся в воздушном конденсаторе 54, стекает в два
приемника-концентратора 55, а из них в коробку на весах 56.
Конденсат, образующийся в первом водяном холодильнике 57,
представляющий собой раствор глицерина в воде, через прием-
ник 58 перекачивается в резервуары 30 и возвращается на вы-
парку. Конденсат из второго водяного холодильника 59, содер-
жащий 3—4% глицероля, возвращается через резервуары 60 и
32 на расщепление. Конденсат из третьего водяного холодильни-
ка 61 сбрасывают в канализацию через приемники 61а. Гудрон
непрерывно отводится из дистилляционного куба через сбор-
ник 64 в приемную коробку 63 и далее выводится из производст-
ва. Для отбелки глицерина служит мешалка 65. После фильтра-
ции на одном из фильтрпрессов 50 отбеленный глицерин стекает
в резервуары 66. Готовый глицерин отправляют на склад через
коробку на весах 68. Перекачивают готовый глицерин насоса-
12 Заказ 1236 1 77
ми 67. Вакуум в системе создается сухими поршневыми вакуум-
насосами 69.
Та часть расщепленных жиров, которая подвергается дистил-
ляции, через промежуточные резервуары 70 поступает в подо-
греватель осушитель 71 непрерывно действующей дистилляцион-
ной установки для жирных кислот. Из осушителя жирные
кислоты переходят в дистилляционный куб 72. Дистиллят конден-
сируется в холодильниках 73 и стекает в сборник 77, откуда
передается насосом 75 в приемные резервуары 76. Гудрон непре-
рывно отводится в приемник 74', из него насосом 82 откачивается
в резервуар 78. Из резервуара он возвращается на повторное
расщепление или выводится из производства. Водяной конден-
сат, применяемый для охлаждения в холодильниках 73, цирку-
лирует по замкнутой системе, проходя последовательно через
насос 79, трубчатый холодильник 80 и уравнительный бачок 81.
Вакуум в дистилляционной системе создается при помощи
пароэжекторного многоступенчатого агрегата 83. Из барометри-
ческих конденсаторов 84 воду сбрасывают в канализацию через
коробку-ловушку 85.
Расщепленные жиры, как и дистиллированные жирные кисло-
ты, передают для дальнейшей переработки через автоматические
весы 41. Эти весы служат для учета цеховой выработки, поэтому
колебания их показаний не выходят за пределы допустимых для
этого случая отклонений.
Повышение давления пара, необходимо для питания авто-
клавов расщепительного цеха и дистилляционной установки для
жирных кислот, производится двумя термокомпрессорами 86
производительностью 2 т пара в час.
Основные технико-экономические показатели описываемого
проекта приведены ниже.
Площадь развернутая (без площадок), м2 ............... 2000
Кубатура, л3 .........................................11500
Масса (вес) установленного оборудования, пг............ 158
В том числе
собственно расщепление жиров и выпаривание гли-
церина .............................................. 116,0
дистилляция жирных кислот....................... 19,0
дистилляция глицерина ......................... 23
Численность обслуживающего персонала (включая сменно-
го техника), человек в смену ..................... 5
За счет непрерывной схемы расщепления жиров расчетная
производительность цеха повышается по сравнению с периодиче-
ской на 30 т в сутки, или на 75%.
Масса (вес) оборудования для расщепления жиров и упари-
вания глицерина при непрерывной схеме составляет 1,5 т/т, в то
время как при периодической схеме — 2,5 т/т, сокращение веса
оборудования равно 60%. Приведенные показатели подтвержда-
ют эффективность непрерывной схемы расщепления жиров.
178
Глава 3
РЕКТИФИКАЦИЯ ЖИРНЫХ КИСЛОТ
Некоторые отрасли производства применяют узкие фракции
жирных кислот сравнительно высокой степени чистоты. Разделе-
ние смеси природных жирных кислот в технику осуществляют раз-
личными методами. Жирные кислоты, различающиеся длиной
углеводородной цепи, разделяют методом ректификации. Для
разделения жирных кислот с разной температурой плавления
применяют метод дробной кристаллизации из растворителей,' на-
пример из метилового спирта, или метод прессования закристал-
лизовавшейся смеси жирных кислот. Наконец, насыщенные жир-
ные кислоты можно отделить от непредельных через соединения
с мочевиной (соединения включения).
Разделение смеси жирных кислот методом ректификации осно-
вано на различной упругости их паров. В каждой колонне смесь
жирных кислот можно разделить на две части. Если необходимо
разогнать сложную смесь жирных кислот, например жирные кис-
лоты кокосового масла или смесь синтетических жирных кислот,
получаемых при окислении парафина, на узкие фракции или ин-
дивидуальные жирные кислоты, то устанавливают последователь-
но несколько ректификационных колонн. ।
Если сложную смесь жирных кислот на небольшом предприя-
тии разделяют на более узкие фракции в одном аппарате, то ее
пропускают через колонну последовательно несколько раз, из-
меняя параметры ведения процесса — температуру, давле-
ние — применительно к свойствам отгоняемых фракций жирных
кислот.
Однако такой метод работы характеризуется более низкими
технико-экономическими показателями, чем ректификация в ус-
тановке с несколькими колоннами.
г СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА
Схема Производства непрерывной ректификации жирных,кис-
лот На одйоколонной установке для разделения смеси жирных
кислот на две части изображена на рис. 41. Эту установку ис-
пользуют для выделения пальмитиновой кислоты из смеси жир-
ных кислот хлопкового масла.
Сырые жирные кислоты из запасных коробок 1 засасываются
в вакуум-сушильный и деаэрационный аппарат 2. В первом сек-
торе аппарата кислоты нагреваются водяным паром при избы-
точном давлении 3 ат до 100° С, подсушиваются и деаэрируются.
Проходя последовательно во второй и третий секторы вакуум-
сушильного аппарата, жирные кислоты нагреваются паром при
12* I79
180
избыточном давлении 20 ат до 170—180° С. Острый пар, подавае-
мый во все секторы аппарата, обеспечивает хорошее перемеши-
вание поступающих жирных кислот.
Водяные пары, отходящие от вакуум-сушильного аппарата,
вместе с небольшим количеством образующихся паров жирных
кислот направляются в парциальный конденсатор 3. Конденси-
рующиеся жирные кислоты стекают в сборник 4, откуда по мере
накопления насосом 5 они откачиваются в зависимости от каче-
ства в бак для дистиллята либо в бак для сырья. В последнем
случае они возвращаются на повторную дистилляцию. Нескои-
денсировавшиеся водяные пары из каплеотделителя 6 нагнета-
ются эжектором первой ступени в барометрический конденсатор.
Из вакуум-сушильного аппарата подсушенные жирные кис-
лоты насосом 7 подаются на питающую тарелку ректификацион-
ной колонны 8.
При ректификации из верхней укрепляющей части колонны
в парциальные конденсаторы 9 и 10 непрерывно поступают пары
в основном пальмитиновой кислоты в смеси с некоторым количе-
ством острого водяного пара, подаваемого в нижнюю часть дис-
тилляционного куба. Жирные кислоты конденсируются и стека-
ют в приемник-распределитель И, из которого меньшая часть,
примерно 15—20%, поступает в приемники дистиллята 12 и 13,
а большая часть в виде флегмы возвращается через П-образную
трубу на верхнюю распределительную тарелку колонны 8, обога-
щая дистиллят целевой фракцией. Отношение количества воз-
вращаемой флегмы к количеству отводимого дистиллята назы-
вается флегмовым числом.
В описываемой ректификационной установке для получения
пальмитиновой кислоты со степенью чистоты 88—90% расчетное
флегмовое число принято около пяти. Понижение флегмового
числа сопровождается повышением производительности аппара-
та при снижении степени чистоты фракции.
Из приемников дистиллята 12 и 13 отобранные фракции жир-
ных кислот вторым насосом 5 откачиваются на склад.
Остаток непрерывно отводится из куба 14 через холодиль-
ник 15 в сборник 16. Насосом 17 остаток перекачивается в склад-
ские резервуары 18 или возвращается в промежуточную короб-
ку 19. Из коробки 19 насосом 20 остаток перекачивается в короб-
ки 1, откуда он поступает на вторичную ректификацию для выде-
ления следующей фракции жирных кислот или на дистилляцию.
Для нагревания жирных кислот в дистилляционном кубе
применяют насыщенный водяной пар при избыточном давлении
60 ат, получаемый в локальном парообразователе 20, с естестьен-
ной циркуляцией теплоносителя в замкнутом контуре.
Конденсация и охлаждение паров жирных кислот в аппара-
тах 3, 9,10 и охлаждение иедистиллируемого остатка в холодиль-
181
'нике 15 осуществляется: при помощи циркулирующего глицерина,
который в свою очередь охлаждается проточной водой в поверх-
ностном холодильнике 21. Глицерин циркулирует при помощи
центробежного насоса 22 и уравнительного бачка 23.
Водяной пар, охлажденный в конденсаторах 9 и 10 до 80° С,
через каплеотделитель 24 отсасывается трехступенчатым эжек-
торным агрегатом 25 и 26. Из барометрических конденсаторов 27
вода стекает в коробку 28 и далее через наружную жироловушку
сбрасывается в канализацию.
На ректификационной установке жирные кислоты можно
подвергать однократному испарению. Для этого кислоты, нагре-
тые до 100° С, из вакуум-сушильной установки самотеком посту-;
пают в первый сектор куба, а оттуда последовательно проходят?;
все секторы, где нагреваются и дистиллируются в токе водяного'-
пара при остаточном давлении 5 мм рт. ст.
Пары из куба по обводной трубе 29, минуя колонну, поступа-
ют в парциальные конденсаторы 9 и 10. Здесь пары кислот кон-
денсируются и стекают в вакуум-сборники 12 или 13. Недистил-
лируемый остаток через холодильник 15 стекает непрерывно
в приемник 16, из которого насосом 17 откачивается в коробки 18..
На рис. 42 представлена принципиальная схема установки
непрерывного действия конструкции Гекмана для разделения
многокомпонентных смесей жирных кислот на три целевые фрак-
ции, различающиеся по температуре кипения. Установка состоит
из трех последовательно соединенных между собой колонн.
Каждая колонна снабжена испарителем, который служит для
получения пара, питающего нижнюю часть колонны, конденсато-
ром и холодильником для получения флегмы и дистиллята. Рек-
тификация кислот осуществляется под вакуумом.
Установка работает следующим образом: исходная смесь
жирных кислот из запасных резервуаров насосом 1 непрерывно
подается через вертикальный кожухотрубный подогреватель 2,
поверхностью 1,8 м2 в осушитель-деаэратор 3. В качестве тепло-
носителя здесь используется водяной пар при избыточном давле-
нии 3 ат.
Сушка и деаэрация кислот проводятся при остаточном дав-
лении около 100 мм рт. ст., на трех каскадно расположенных
оросительных тарелках. Высушенные и деаэрированные кислоты
стекают в нижнюю часть аппарата 3, служащую приемником.
Водяные пары, образующиеся в процессе сушки, конденсиру-
ются в конденсаторе 4 поверхностью 6 м2, из -которого стекают
в сборник 5.
Деаэрированные жирные кислоты самотеком поступают на
питательную тарелку колпачковой колонны 6. Кислоты предва-
рительно нагревают в 'кожухотрубном подогревателе 7, поверх-
ностью нагрева 18 л2 до температуры кипения. В качестве нагре-
182
183
вательного агента применяют пары ВОТ. Колонна диаметром
1 м и высотой около 13,5 м снабжена 24 тарелками.
Пары, обогащенные низкокипящим компонентом из верхней
части колонны, поступают в конденсатор 8 поверхностью 16 м2.
Конденсат через холодильник 9 поверхностью охлаждения 6 м2
отводится в сборник 10, откуда насосом 11 откачивается в при-
емные резервуары для первой фракции дистиллята.
Основная масса жирных кислот стекает в нижнюю часть
колонны, откуда насосом 12 возвращается в колонну 6 через пле-
ночный испаритель 13 поверхностью нагрева 30 м2. В испарителе
жирные кислоты нагреваются при помощи паров ВОТ до темпе-
ратуры кипения и пары поднимаются вверх по колонне.
Другая часть жирных кислот подается на питательную тарел-
ку второй колонны 14 в качеству начальной смеси. Эта колонна
диаметром 0,9 м и высотой около 13 м (пленочного типа) запол-
нена самораспределяющей насадкой с ячейками размером 10 X
X 10 мм. Насадка состоит из девяти пакетов, высотой 1 м
каждый.
Колонна этого типа характеризуется высоким коэффициентом
массопередачи и весьма малым коэффициентом сопротивления
движению пара.
В конденсаторе 15 поверхностью 25 л/2, расположенном над
колонной, конденсируются пары следующей фракции жирных
кислот. Конденсат стекает в сборник 16, откуда насосами 17
часть конденсата возвращается в колонну 14 и образует поток
флегмы, а остальная часть через холодильник 18 направляется
в приемные резервуары второй фракции дистиллята.
Остаток из колонны 14 насосом 19 частично направляется
в пленочный испаритель 20 поверхностью нагрева 60 л/2, обогре-
ваемый парами ВОТ, частично он переходит в третью колонну 21
в качестве начальной смеси кислот.
Колонна 21, как и вторая колонна 14, пленочного типа, диа-
метром 1,2 At и высотой около 13 м, снабжена пленочным испари-
телем 22, дистилляционным кубом 23 и конденсатором 24 поверх-
ностью 60 м2. Конденсат стекает в приемник 25, откуда насо-
сом 26 часть дистиллята возвращается в колонну в виде флегмы,
другая часть через холодильник 27 поверхностью охлаждения
5 м2 направляется в приемные резервуары для третьей фракции
дистиллята.
Остаток из дистилляционного куба 23 насосом 28 частично
передается в испаритель 22 поверхностью нагрева 60 м2, частич-
но откачивается на склад через трубчатый холодильник 29 по-
верхностью охлаждения 6 м2.
При ректификации жирных кислот хлопкового масла исполь-
зуется только две колонны. В этом случае часть остатка из вто-
рой колонны 14 направляется в трубчатый холодильник 38
поверхностью охлаждения 32 м2 и далее в приемные резервуары.
184
Для конденсации и охлаждения дистиллята и кубового остат-
ка используют водный конденсат, циркулирующий по замкнутому
циклу.
Для охлаждения воды, циркулирующей в системе, установка
снабжена тремя воздушными холодильниками 31, производи-
тельностью 300 и 600 тыс. ккал/ч. каждый. При помощи воздуш-
ных холодильников водный конденсат в количестве соответствен-
но 15 и 30 м?/ч охлаждается от 70 до 50° С
Водный конденсат с температурой 70° С собирается в резер-
вуарах 32, из которых насосами 33 подается к воздушным охла-
дителям.
Конденсирующиеся пары ВОТ при выходе из подогревате-
лей 13, 20 и 22 собираются в приемниках 34, откуда насосами 35
откачиваются в котельную.
В деаэраторе вакуум создается при помощи водокольцевого
вакуум-насоса 36; в ректификационных колоннах тремя много-
ступенчатыми вакуум-эжекторными агрегатами 37 производи-
тельностью каждый 10 кг в час паровоздушной смеси. Агрегаты
снабжены промежуточными конденсаторами поверхностного
типа.
Ректификационная установка обслуживается котлом ВОТ
(на схеме не показан) производительностью 1,3 млн. ккал/ч при
абсолютном давлении 8 ат и температуре паров 300° С.
Установка снабжена приборами для контроля и регулирова-
ния процесса ректификации. Они представляют собой комплекс
одноконтурных систем несвязанного регулирования парамет-
ров.
Энергетические затраты при ректификации жирных кислот ха-
рактеризуются данными, приведенными в табл. 37.
Таблица 37
Исходные жирные
кислоты
Статьи расхода
S
С 2
к а
Щ s
О g
м *
о о
а ь.
н*
из о 5
Мазут калорийностью 9000 ккал/кг
Пар избыточным давлением, ат:
3..........................
10..........................
Вода с начальной температурой
20° С и конечной 35° С . . . .
Электроэнергия
летом.......................
зимой ......................
кг/ч 60 ПО 190
кг/ч 200 330 330
кг/ч 480 980 1110
м* 3/ч 25 55 55
кет • ч 150 230 230
кет • ч 136 215 215
185
Вес всей установки 190 т, в том числе аппараты с насосами
и контрольно-измерительными приборами 80 т, котел для полу-
чения паров ВОТ 80 т, трубопроводы и арматура 30 т.
По фирменным данным, на ректификационной установке кон-
струкции Гекмана могут быть получены следующие фракции
жирных кислот (табл. 38).
Таблица 38
Показатели работы установки Смесь исходных жирных кислот
хлопко- вого масла кокосо- вого масла кашало- тового жира
Производительность установки по исходным жирным кислотам, кг/ч 00 1350 1900
Фракция первой колонны 4 число углеродных атомов в молекуле го- ловного компонента фракции С14 С6 С10 С10
масса (вес) фракции, кг/ч 7,5 230 22
содержание головного компонента во фрак- ции, % вес 90 95 60
Остаточное давление в колонне, мм рт. ст. 6 90 40
Фракция второй колонны число углеродных атомов в молекуле го- ловного компонента фракции ..... Ci, С12 С12
масса (вес) фракции, кг/ч ПО 660 107
содержание головного компонента во фрак- ции, % вес 94 95 85
Остаточное давление в колонне, мм рт. ст. 10 15 40
Фракция третьей колонны число углеродных атомов в молекуле го- ловного компонента фракции ..... Си С14
масса (вес) фракции, кг/ч — 235 230
содержание головного компонента во фрак- ции, % вес — 95 95
Остаточное давление в колонне, мм рт. ст. — 2 25
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС И РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Расчет ведется применительно к схеме, приведенной на
рис. 41. Для расчета принимают производительность ректифика-
ционной установки по сырью 500—600 кг/ч, в среднем 550 кг/ч.
Состав расщепленного хлопкового масла характеризуется данны-
ми, приведенными в табл. 39.
Чистота фракции выделяемой пальмитиновой кислоты 88—
90%. Для расчета чистоту фракции принимают 89%.
186
Таблица 39
Компоненты
Количество
кг/ч
Свободные жирные кислоты . . . .
Нейтральный жир.................
Оксикислоты и неомыляемые вещества
Влага ..........................
94
4
1,5
0,5
517
22
8
3
Всего
100
550
Вакуум-сушильный и деаэрационный аппарат. По конструк-
ции и габаритам он аналогичен аппарату для сушки и деаэрации
жирных .кислот в установках однократного испарения (см.
рис. 29). Нагрев жирных кислот в этом аппарате осуществляют
паром двух параметров. В первом секторе кислоты нагреваются
паром при избыточном давлении 3 ат до 100° С, где они высуши-
ваются и деаэрируются. Во втором и третьем секторах жирные
кислоты нагреваются паром при избыточном давлении 20 ат до
170—180° С, т. е. до температуры питания ректификационной ко-
лонны непрерывного действия. Аппарат работает при остаточном
давлении 30—35 мм рт. ст.
В вакуум-сушильном аппарате в течение часа нагревается
550 кг жирных кислот и нейтрального жира и испаряется 3 кг
влаги.
В процессе нагрева и деаэрации для перемешивания кислот
и повышения коэффициента теплопередачи в аппарат вводят
15 кг/ч острого лара. По практическим наблюдениям с водяным
паром перегоняется примерно 15—20 кг/ч низкомолекулярных
жирных кислот. Для дальнейших расчетов принято 17 кг/ч.
Водяной пар давлением 3 ат избыточных расходуется (с не-
которой степенью условности) на следующие операции:
а) на нагревание расщепленного жира от 70 до 100° С; рас-
ход тепла
Qi = 550 • 0,55 (100 — 70) 1,05 = 9580 ккал/ч-,
б) на испарение 3 кг влаги; расход тепла
Q.2 = 3 • 544 - 1,05 = 1700 ккал/ч.
Расход водяного пара, включая 15 кг острого пара, впрыски-
ваемого в аппарат, составляет
D = Qx + Qg. + 15 = 9580 + 1700 15 = 40
Д 459
187
Водяной пар при избыточном давлении 20 ат расходуется:
а) на нагрев расщепленного жира от 100 до 180° С; расход
тепла
Q3 = (550 — 3) • 0,55 (180 — 100) 1,05 = 25280 ккал!ч\
б) на испарение 17 кг низкомолекулярных жирных кислот;
расход тепла
Qf = 17 • 120 • 1,05 = 2140 ккал.
Расход пара на эти операции составляет
Д, = = 252^2140 = 68
12 405
где 0,55 — теплоемкость расщепленного жира. Как указано выше,
принято для всех температурных интервалов 0,55 ккал! ч.-град-,
— полезная теплоотдача насыщенного водяного пара дав-
лением 3 ат избыточных, ккал!ч-, 1\ — 459 ккал/кг-,
12 — полезная теплоотдача насыщенного водяного пара при
давлении 20 ат избыточных; = 405 ккал!кг-,
544 — теплота испарения воды при абсолютном давлении
0,048 ат, ккал; кг
120 — теплота испарения низкомолекулярных жирных кислот,
ккал!кг',
1,05—коэффициент, учитывающий тепловые потери.
Поверхность греющих элементов:
а) первого сектора |Ц1|
F = <21 + ^ = 9580+ 1700 = 0 5
/гД/с!> 350 - 58
б) второго и третьего секторов ИНИН
р __ Оз + Ог __ 25280 + 2140 _ । ।
2~ kM'p ~ 350-75 ~ ’
Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара
к жирным кислотам в условиях интенсивного перемешивания
принят k = 350.
Средняя разность температур составляет:
для первого сектора А+Р = 58 град-,
для второго сектора А£с'р = 75 град.
Поверхность нагрева элементов во всех трех секторах приня-
та одинаковой с некоторым запасом по 0,8 м2. Суммарная по-
верхность их F = 0,8 • 3 == 2,4 м2.
Ректификационная колонна является основным элементом
ректификационной установки, в ней осуществляется разделение
смеси жирных кислот. Колонна 1 (рис. 43) представляет собой
вертикальный цилиндрический аппарат высотой около 11 м и
диаметром 0,95 м, установленный над дистилляционным кубом 2.
188
В ректификационной установке применяется насадочная ко-
лонна. Фарфоровые седловидной формы элементы насадки 3
уложены в четыре яруса на перфорированные тарелки 4, пред-
назначенные одновременно для пропуска
стекающей вниз жидкости и поднимающих-
ся кверху паров жирных кислот и водяного
пара.
Воронки 5 принимают стекающие с на-
садки жирные кислоты и направляют их на
шарнирно подвешенные тарелки 6, которые
служат для сбора и равномерного распре-
деления кислот по всему сечению колонны.
С этих же тарелок можно также отводить
промежуточные продукты ректификации.
Верхняя тарелка 7 служит для приема и
распределения флегмы — холодного ороше-
ния. Стекая вниз, флегма охлаждает подни-
мающиеся кверху пары и частично конден-
сирует их, переливается и равномерно рас-
пределяется по поверхности насадки, обра-
зуя горячую флегму — горячее орошение.
Смесь жирных кислот в зависимости от
состава и требуемой чистоты фракции по-
дается на одну из тарелок, разделяющую ко-
лонну на две зоны: часть колонны, лежащая
выше тарелки питания, называется укреп-
ляющей, ниже тарелки — исчерпывающей.
На тарелке питания поступающая смесь
жирных кислот смешивается с парами их,
поднимающимися из куба, и с горячим оро-
шением, стекающим с лежащего выше слоя
насадки. В этой зоне происходит испарение
более низкокипящих жирных кислот, пары
которых поднимаются кверху, а жидкая бо-
лее высококипящая часть их стекает в куб.
На насадке в результате тепло- и массо-
обмена происходит обогащение паров, под-
нимающихся кверху целевой, с более низ-
кой температурой кипения, фракцией—паль-
митиновой кислотой. Наоборот, в стекаю-
щей вниз жидкой фракции содержание це-
левой фракции уменьшается и в нижней ча-
сти колонны состав орошения приближает-
Рис. 43. Ректи-
фикационная ко-
лонна непрерыв-
ного действия.
ся к составу остатка.
Для образования парового потока, являющегося рабочим
агентом процесса ректификации и теплоносителем, низ колонны
соединено дистилляционным кубом 2. Куб такой же конструкции,
189
как и в описанной выше установке для однократного испарения.
Поступающий сюда из колонны остаток последовательно
проходит все семь секторов, нагревается, частично испаряется и
образует поток паров. Остаток из седьмого сектора удаляется
непрерывно.
Каждый сектор снабжен обогревающим элементом 8, фор-
сункой 9 для острого пара и отражателем 10. Нагревательные
элементы обогреваются насыщенным паром при избыточном
давлении 60 ат.
Задачей расчета является определение:
количества тепла, подводимого в куб, и соответственно коли-
чества паров, поступающих в колонну;
количества и температуры орошающей жидкости и, следова-
тельно, флегмового числа;
скорости движения паров;
числа теоретически необходимых тарелок.
Производительность ректификационной колонны рассчиты-
вают по исходным жирным кислотам. При этом исключают 17 кг
низкомолекулярных кислот, испаряющихся в вакуум-сушильном
аппарате.
Следовательно, расчетное количество разделяемой смеси
жирных кислот будет
Gf = 517 — 17 — 500 кг/ч.
Компоненты жирных кислот
Состав исходных жирных кислот,
поступающих в колонну
молярная
ДОЛЯ КОМПО-
нента в жид-
кой фазе
Миристиновая...............
Пальмитиновая..............
Стеариновая ...............
Линолевая .................
Олеиновая .................
Арахиновая.................
Итого' . . .
228,4 0,4 2 0,005 0,0088
256,4 21 105 XiA 0,226 0,4096
284,5 1,6 8 — (0,015 0,0281
280,4 43 215 XfB 0,761 0,423 0,7668
282,3 33 165 — Io,323 0,5845
312,3 1 5 — 0,009 0,016
— 100 500 — 1,0 1,8138
Средняя молекулярная масса сырья
Mf =
500
1,8138
= 275,6
190
Содержание .ключевого компонента—пальмитиновой кисло-
ты в смеси жирных кислот после осушителя af = 21 % вес., в ди-
стилляте ар = 89% вес. и в остатке aw = 4% вес.
Количество получающегося дистиллята находят из уравне-
ния
=G =5оо= 100(П47)
р f а0 — а® 89 — 4
Количество отводимого недистиллируемого остатка
Gw = Gf — Gp = 500 —100 = 400 кг/ч.
Сырье состоит из смеси нескольких кислот. Для расчета рек-
тификации многокомпонентной смеси в одной колонне смесь
часто рассматривают как состоящую из двух компонентов —
низкокипящего (верхний продукт — пальмитиновая кислота) и
высококипящего (остаток смеси кислот Cjs принимают по стеа-
риновой кислоте). В этом случае каждый из компонентов прак-
тически представляет в свою очередь смесь нескольких ки-
слот.
Содержание кислот в сырой смеси, в дистилляте и в остатке
при ректификации хлопкового масла по практическим данным
действующих установок приведено в табл. 40.
Таблица 40
Состав дистиллята Состав остатка
0> <х>
S молярная 5» к молярная а»
доля компо- *О кг/ч доля компо-
и та Д нента в жид- о % вес, те и нента в жид- г
и у « о кой фазе СП о кой фазе
0 О
2 2 0,0225 0,0088
89 89 *рА 0,8956 0,3472 4 16 XwA 0,044 0,0624
4 4 — (0,0362 0,0141 1 4 — (0,01 0,0141
2 2 ХрВ 0,0819<0,0183 0,0072 53 213 X-wB 0,944 0,532 0,7596
3 3 10,0274 0,0106 41 162 10,402 0,5738
’— — — — — 1 5 — 0,012 0,016
100 100 — 1,0 0,3879 100 400 — 1,0. 1,4259
Мц, —
Средняя молекулярная масса дистиллята Средняя молекулярная масса остатка
100 400
^ = о^ = 257'7 ^ = Г^=280’5
191
Далее для расчета принимают-.
1. Для получения паров с большим содержанием пальмити-
новой кислоты исходная смесь жирных кислот поступает в ко-
лонну с температурой t = 170° С, т. е. ниже чем температура ки-
пения кислот на тарелке питания (около 225°С).
2. В целях снижения температуры кипения кислот ректифика-
ция осуществляется при наличии острого пара в количестве
Св.п = 40 кг/ч.
3. Флегмовое число находится методом подбора. Принимаем
для данного случая R = 5 (с последующей проверкой).
4. Остаточное давление согласно практическим данным со-
ставляет в кубе рн = 16—20 мм, принимаем ри = 18 мм рт. ст.
5. Пары жирных кислот сверху ректификационной колонны,
нагретые до (п = 180° С, направляются в парциальные конден-
саторы, в которых полностью конденсируются.
J Определение температуры кипения жирных
кислот в кубе
Температуру кипения жирных кислот остатка определяют
уравнением
PlXWl PR'a,. Ч- ' ’ ' Ч- Pn%wn ~ = Дтарц, (II-18)
где xWt, xw„ ..., xWn — состав жирных кислот в остатке в
мольных долях;
рь рг, , Рп — упругость паров чистых кислот остат-
ка, ММ рт. ст.;
Дпарц—суммарное парциальное давление па-
ров смеси кислот; Рпарц определяется в
зависимости от количества присадоч-
ного острого водяного пара.
Количество водяного пара в смеси паров
GE.rrl00 40^100 _ =6 6о/ или 0,066 вес частей. (П-19)
6 бр(Р 4-1) 100.(5 + 1)
Суммарное парциальное давление паров жирных кислот ос-
татка определяется из уравнения
s (l-g)MB-pH (1- 0,066)-18 18 _
Pw (1— g}ME-\ M^g (1 - 0,066) 18 + 280,5-0,066
= 8,6 мм pm. cm., (П-20)
где Л4В— молекулярная масса воды; Л4В = 18;
/И,,.— средняя молекулярная масса остатка; Mw = 280,5;
рн—остаточное давление в кубе; рн = 18 мм рт. ст.
Путем подбора находят температуру, при которой уравнение
(П-18) переходит в тождество. Принимают температуру паров
£0 = 225°С (табл. 41).
192
Таблица 41
Компоненты жирных кислот остатка Молярная доля компо- нента в жид- кой фазе остатка х Упругость паров ком- понента при 225°С р, мм рт. ст Парциальное давление компонента в паровой фазе, рх
Пальмитиновая 0,044 18,3 18,3-0,044=0,805
Стеариновая 0,01 )
Линолевая 0,532 0,944 8,2 8,2-0,944=7,74
Олеиновая 0,402)
Арахиновая 0,012 — —
Ypxw = 8,545 мм рт. ст.
Упругости паров жирных кислот найдены по диаграмме (см.
рис. 31).
Определение давления
вверху колонны
Аналогичным образом вы-
числяют давление вверху ко-
лонны. Предварительно при-
нимают, как указано выше,
что температура уходящих па-
ров из колонны (п = 180°С,
она и является также темпера-
турой кипения кислот на верх-
ней тарелке. Так как пары,
выходящие из верхней части
колонны, полностью конденси-
руются, то состав их равен
составу дистиллята и составу
холодного орошения (флег-
мы) .
Расчет парциального дав-
ления смеси паров вверху ко-
лонны дан в табл. 42.
Остаточное давление вверху колонны определяется уравне-
нием
р _ [(1 — g) Л4В + Mpg] = [(1 -0,066) 18 + 257,7 0,066] 2,24
в“ (l-g)TWE (1 -0,066) 18
= 5 мм рт. ст., (П-21)
где Л4Р —средняя молекулярная масса (вес) дистиллята; Л4Р =
= 257,7.
Диаграмма равновесия у — х для смеси пальмитиновой—
стеариновой кислот при остаточном давлении 5 мм рт. ст. приве-
дена на рис. 44.
13 Заказ 1236 193
Рис. 44. Диаграмма равновесия у—х
смеси пальмитиновой — стеариновой
кислот при остаточном давлении
5 мм рт. ст.
Таблица 42
Состав дистиллята Молярная доля компо- нента в дис- тилляте X Упругость паров компо- нента при t — п = 180 °C, р, мм рт. ст. Парциальное давле- ние компонента в паровой фазе рх
Миристиновая 0,0225 5,6 5,6-0,0225=0,12
Пальмитиновая Стеариновая 0,8956 0,0362) 2,3 2,3-0,8956=2,05
Линолевая Олеиновая 0,0183 0,0819 0,0274) 0,89 0,89-0,0819=0,07
-pxu = 2,24 мм рт. ст
Рис. 45. Диаграмма зависимости а-отно-
сительной летучести жирных кислот от
числа углеродных атомов и абсолютного
давления.
Тепловой баланс
ректификационной
колонны
Исходная смесь кислот
поступает в непрерывно
действующую колонну по-
догретой до 170° С. При оп-
ределении расхода тепла
на парообразование в кубе
необходимо учесть наличие
флегмового числа. Следо-
вательно, на каждый кило-
грамм дистиллята в кубе
должно быть испарено (А* +
+ 1) кг остатка.
Минимальное флегмовое
число определяют по урав-
нению [3]
а 1 у x.fA xfB j
-- —J_____f °’895- — 2 23 °’0819 ) ^30 (11-22)
2,23— 1 \ 0,226 ’ 0,761 /
где a — относительная летучесть паров исходной смеси при тем-
пературе 225° С; а = = 2,23;
18,3 — упругость паров пальмитиновой кислоты при 225° С,
мм рт. ст.;
8,2 — то же, стеариновой кислоты при 225° С, мм рт. ст.
(Остальные значения см. табл. 40).
Относительную летучесть кислот в зависимости от давления
в колонне можно1 определить по диаграмме ((рис. 45).
194
Действительное флегмовое число равно
= 1,65- 3,0 = 5,0,
где р — коэффициент избытка флегмы; принимается р =± 1,65.
Тепловой баланс складывается из следующих частей.
Прих од тепла. Тепло, вносимое исходным сырьем, Qi =
= Gfct = 500 • 0,55 • 170 = 46750 ккал/ч. (Нейтральный жир вви-
ду незначительного влияния в тепловом балансе колонны не
учитывается).
Тепло, вносимое холодным орошением (флегмой),
Q2 = GpI/c,tp = 100 • 5 • 0,65 • 80 = 26000 ккал:ч.
Тепло, вносимое острым паром,
Qg = 40 • 654 = 26160 ккал/ч.
Расход тепла. Тепло, уносимое парами, поднимающими-
ся к верху колонны,
Q4 = Gp (R + 1) (+ • tn + гп) + GB п • 678,9 = i
= 100 (5 + 1) (0,50 • 180 + 85) + 40- 678,9 = 132160 кксп№~
Тепло, уносимое остатком,
Qs = Gwctw = 400 • 0,55 • 235 = 51700 ккал/ч,
где tw — температура остатка; + = 235° С...................
Из уравнения теплового баланса определяют расход тепла в
кубе 0/куб (без учета потерь тепла в окружающую среду)
Qi ~Т И- Сз Скуб = Qi + Qi
откуда
<2кУб^<?4+<25-(<21 +Q2 + Q3) = 132160 + 51700-
— (46750 + 26000 + 26160) = 84950 ккал/ч.
Тепло, вносимое в куб глухим насыщенным паром при абсо-
лютном давлении 60 ат, расходуется на испарение жирных кис-
лот. Количество паров кислот в низу колонны
^куб 84950 1одо !
бкуб =---— = —7— = 1268 кг/ч.
г 67
Потери тепла в окружающую среду принимают 5%, откуда
QnoT = 84950 • 0,05 = 4250 ккал/ч.
Полный расход тепла в кубе с учетом потерь
Фкуб = QKy6 + <2пот = 84950 + 4250 = 89200 ккал/ч.
В вышеприведенных уравнениях:
с и сп — теплоемкость жидкой стеариновой и паров пальми*
типовой кислот соответственно 0,55 и 0,5 ккал/(кг-
• град);
13*
195
t — температура исходного сырья; t= 170° С;
— температура жидкости холодного орошения (флег-
мы); /р = 80°С;
654 — теплосодержание острого водяного пара на входе в
куб, ккал/кг;
ta — температура верхних паров; /п = 180° С;
Св.ц — количество острого пара; GB.n — 40 кг/ч;
678,9 — теплосодержание острого перегретого водяного па-
ра при остаточном давлении 5 мм рт. ст. и темпе-
ратуре 180° С;
г— теплота испарения стеариновой кислоты при оста-
точном давлении 18 мм рт. ст.; г = 67 ккал/кг;
гп — теплота испарения пальмитиновой кислоты при
остаточном давлении 5 мм рт. ст.; г}1 = 85 ккал/кг.
Общий тепловой баланс ректификационной колонны непре-
рывного действия сведен в табл. 43.
Таблица 43
Приход тепла Количество, ккал/ч Расход тепла Количество, ккал/ч
Из куба 89200 С парами, выходящими
ИЗ колонны 132160
С холодным орошением 26000 С остатком 51700
С сырьем 46750 Потери в окружающую
среду 4250
С острым паром .... 26160
Итого ... . 188110 Итого . . . 188 НО
Определение количества паров и жидкости
горячего орошения в колонне
Так как острый водяной перегретый пар непосредственно не
перераспределяется между фазами, оставаясь в одном и том же
неизменном количестве в паровом потоке, в уравнение матери-
ального баланса его не включают.
Количество паров кислот, уходящих с верхней тарелки колон-
ны в парциальные конденсаторы, определяют из уравнения
GB т = Gp(R+ 1) = 100(5 + 1) = 600 кг/ч. (П-23)
Поступающая холодная флегма нагревается на верхней та-
релке колонны до температуры кипения 180° С за счет частич-
ной конденсации пара и образования дополнительного количест-
ва флегмы. Количество горячей флегмы — горячего орошения,
196
стекающей с верхней тарелки укрепляющей части колонны, на-
ходят из уравнения теплового баланса
Crop = Mf1 + C-n~tp) = ЮО • 5 X
L гп
X [1 + °’65(18°~ 8°) 1 = 882 кг/ч, (П-24)
L 85 J
где Ci — теплоемкость жидкой пальмитиновой кислоты; ct =
= 0,65 ккал/(кг-град).
Исходная жидкая смесь подается на питательную тарелку с
температурой 170°С — ниже точки кипения (225°С). На этой та-
релке сырье нагревается до температуры кипения — 225° С за
счет конденсации некоторого количества пара. Этим увеличи-
вается количество горячего орошения, стекающего в исчерпы-
вающую часть колонны.
Общее количество жидкости, поступающей на тарелку пита-
ния, является суммой жидкости горячего орошения, стекающей
с верхней тарелки, исходной смеси и конденсата, полученного за
счет частичной конденсации парового потока.
Количество его определяется следующим образом:
' Спит = Crop + GfE = 882 + 500 • 1,44 = 1604 кг/ч.
Величину Е находят из уравнения
Е = г -н с (225 — 170) = 67 + 0,55 (225 — 170) = j 44
~ г ~ 67 “ ’
Количество паров, проходящих снизу вверх по укрепляющей
части колонны,
Gy = Gp + Grop = 100 + 882 = 982 кг/ч.
Количество паров, образующихся в кубе, исходя ив количест-
ва тепла, вносимого в куб (расчет см. стр. 195),
GKy6 = 1268 кг/ч.
Количество паров в верху исчерпывающей части колонны
G№=GBttl-Gw = 1604-400= 1204 кг/ч.
Полученные расчетные данные материального баланса ко-
лонны приведены в табл. 44.
Таблица 44
Поступает в колонну Количество, кг/ч Выходит из колонны Количество, кг/ч
Смесь жирных кислот Gf Холодное орошение (флегма) Gp-R 500 100-5=500. Пары с верхней части колонны Gp (R+1) Остаток Gw .... 100 (5 + 1) = 600 400
Итого . . . 1000 Итого . . . 1000
197
Схема потоков пара и жидкости в ректификационной колон-
не непрерывного действия показана на рис. 46.
Рис. 46. Схема потоков в ректификационной ко-
лонне непрерывного действия:
1 укрепляющая часть; 2 — исчерпывающая часть.
Определение скорости движения пара
в укрепляющей части колонны
Объем паров жирных кислот в верхней части колонны опре-
деляется уравнением (II—6):
v _ GyPo • 22,4 Т 982-735,6-22,4-453
Ту — - - -
/Ир 273 • рв 257,7-273-5
= 20835 мл/ч, или 5,79 м^сек.
198
Объем 40 кг о-строго водяного пара находят из уравнения
(Н-16)
40 • 735,6 47,1 • 453 юсоо ч, о ло ч/
Vv =-----------------= 12528 м3 ч, или 3,48 м3 сек,
у 5 10000
где р0 — абсолютное давление 1 ат, р0 = 735,6 мм рт. ст.-,
22,4 — объем 1 кг моля пара, м3;
Т — абсолютная температура; Т = 453° К;
/Ир — средняя молекулярная масса паров жирных кислот
дистиллята;
рв — абсолютное давление вверху колонны, рв = 5 мм рт. ст.-,
47,1—газовая постоянная водяного пара.
При диаметре колонны 0,95 м и сечении ее 0,6378 м2 фиктив-
ная скорость пара, отнесенная к полному сечению колонны, со-
ставит.
5,79 + 3,48 1Q
йУ„ = \;— — и м сек.
у 0,6378
Эта скорость ниже скорости захлебывания.
Определение числа теоретических тарелок _
и высоты насадки
Число тарелок, необходимых для обеих частей колонны не-
прерывного действия, т. е. укрепляющей и исчерпывающей час-
тей, можно определить по составу дистиллята и остатка (см.
табл. 40).
Минимальное число теоретических тарелок по всей колонне
определяем из уравнения
принимается восемь теоретических тарелок.
Высоту насадки ректификационной колонны можно опреде-
лить из уравнения
Н :-41,
(П-26)
где /гэкв—высота, эквивалентная одной теоретической тарелке,
сокращенно обозначаемая ВЭТТ.
Величина ^экв зависит от свойства системы, типа И' размеров
применяемой насадки и гидродинамического режима массообме-
нивающихся потоков паров и жидкости. Зависимость высоты
насадки ректификационной колонны от этих параметров изучена
мало и поэтому /гэкв обычно принимают на основании экспери-
ментальных данных. Для натуральных жирных кислот /гэкв при-
199
; >pej a a
нимают от 0,7 до 1,2 м.
Для седловидной на-
садки размером 25 мм
/гЭкв = 1 м, откуда вы-
сота насадки равна
Н = 8 1 = 8 м.
Парциальные кон-
денсаторы (рис. 47)
предназначены для
конденсации паров
жирных кислот, посту-
пающих из ректифика-
ционной колонны, и ох-
лаждения дистиллята
и водяного пара. Этот
процесс осуществляет-
ся в двух горизонталь-
ных, последовательно
работающих кожухо-
трубных аппаратах.
Основным элементом
кожухотрубных кон-
денсаторов являются
пучки труб, концы ко-
торых закреплены в
трубных решетках. Од-
на решетка в каждом
конденсаторе имеет
свободное осевое дви-
жение. Такое устрой-
ство устраняет возник-
новение дополнитель-
ных напряжений в ма-
териале трубок и кор-
пуса вследствие разно-
сти температур их.
Вторая трубная
плита прикреплена к
фланцам корпуса и
крышке аппарата бол-
тами. Этим достигает-
ся возможность осмот-
ра и очистки межтруб-
пого пространства.
200
Охлаждающий агент — глицерин последовательно протекает
по четырем ходам трубного пространства, а пары — в межтруб-
ном.
Межтрубное пространство первого (нижнего) конденсатора—
одноходовое, второго (верхнего) —двухходовое.
Тепловую нагрузку на конденсаторы находят следующим об-
разом:
теплосодержание дистиллята при температуре 80° С
= G₽ (Я + 1) Cj/p = ЮО (5 + 1) • 0,65 • 80 = 31200 ккал/ч-
теплосодержание охлажденного до 80° С водяного пара
Q7 = GB п • 634 = 40 • 634 = 25360 ккал/ч\
тепловая нагрузка парциальных конденсаторов
= & — (Q6 + Q?) = 132160 — (-31200 + 25360) = 75600 ккал!*,
поверхность охлаждения
F = -= 75600 ~ зо
kMcv ~ 50-50
М“,
где k — коэффициент теплопередачи;
= 50 ккал! (м2 ч•град);
А/Ср — средняя разность температур.
1 80° жирные кислоты 80°
80° глицерин . . . 60° .
принимается k =
Разность- 100°
20°
град.
100
2,3 1g ----
’ s 20
Принимаются два горизонтальных парциальных конденсато-
ра, с поверхностью теплопередачи 16 м2 каждый.
Острый водяной пар и натекаемый извне воздух на выходе
из парциальных конденсаторов захватывают соответствующее
парциальному давлению количество жирных кислот и уносят их
в барометрический конденсатор.
При получении Gp= 100 кг/ч дистиллята в присутствии
0,066 кг/кг острого водяного пара при R = 5, количество жирных
кислот, уносимых паром, определяют из уравнения
с gGv(R+l)MppK 0,066 100(5+1) • 257,7 0,0012
=0,13 кг/ч.
Мв (Рв -~’Рк)
18(5 — 0,0012)
Количество воздуха, проникающее в аппаратуру, не должно
превышать 1 кг на каждые 100 кг дистиллята, или в час.
GB03= 1 (/?+ 1) = 1 • (5 + 1) = 6 кг/ч,
201
Количество жирных кислот, уносимых воздухом, определяет-
ся уравнением
6Ж = -gg°? - _ = 6 • 257,7 • 0,0012_ = Q Q132 кг/ч, (Ц-28)
28,96(рв —рк) 28,96-(5 - 0,0012) v 7
где — средняя молекулярная масса дистиллята; Л% = 257,7;
Рк — упругость паров дистиллята (по пальмитино-
вой кислоте) при температуре 80° С; рк =
= 0,0012 мм рт. ст.;
ра— общее давление в парциальных конденсаторах; ра =
= 5 мм рт. ст.;
Л13 — молекулярная масса воды; Л4В = 18;
28,96 — молекулярная масса воздуха.
Результаты расчетов потерь жирных кислот в зависимости от
упругости паров при рабочем флегмовом числе 7? = 4 с примене-
нием острого водяного пара в количестве 10 и 5% и температу-
ре пара, отходящего из парциальных конденсаторов 100, 80 и
60° С, приведены в табл. 45.
Таблица 45
Температура паров, °C К олнчество углеродных атомов в моле- куле жирной кислоты Потери жирных кислот (в кг) с отходящим водяным паром на 100 кг дистиллята прн /?—4 Потери кислот (в кг) с воздухом, поступающим извне, при R—4 па 1 кг воздуха
при 10% острого пара при 5% острого пара
100 12 15,25 7,63 0,191
100 14 4,15 2,08 0,052
100 16 1,06 0,53 0,0134
100 18 0,20 0,10 0,00246
80 12 2,68 1,34 0,0336
80 14 0,80 0,4 0,0096
80 16 0,178 0,089 0,0022
80 18 0,040 0,020 0,005
60 12 0,418 0,209 0,00522
60 14 0,095 0,048 0,000119
60 16 0,021 0,011 0,00027
60 18 0,006 0,003 0,00007
Вследствие большой скорости движения пара имеются и ме-
ханические потери, так как водяной пар захватывает жирные
кислоты в виде тумана. Однако эти кислоты могут быть эффек-
тивно отделены в каплеуловителях, устанавливаемых до эжек-
тора.
Пароэжекторный агрегат. Для создания вакуума в системе
принимают трехступенчатый пароструйный вакуум-эжекторный
агрегат. Расчет его аналогичен расчетам, приведенным на
стр. 156.
202
Для определения расхода воды на конденсацию рабочего и
отсасывающего пара в табл. 46 приведен расход рабочего пара
давлением 9 ат по эжекторам.
Таблица 46
Эжектор Давление, мм рт. ст. Расход рабо- чего пара, кг/ч Температура воды на выхо де из кон- денсатора, °C
всасывания нагнетания (за эжекто- ром )
Первой ступени .... 3 35 200 30
Второй ступени .... 35 200 50 35
Третьей ступени .... 200 800 200 40
Расход воды на конденсацию пара при /пн = 20°С составит:
в первом конденсаторе
= Jgffl±iO±15)62Q =
(30— 20) 1000
во втором конденсаторе
в
третьем
Г 50 ' 620
2 (35 — 20) 1000
конденсаторе
= 2,1 .и3'/.;
200 620
(40 — 20) 1000
= 6,2 М3/ч,
где 40 и 15 — расход острого пара соответственно в колонне и
.подогревателе, кг/ч;
620 — среднее теплосодержание перегретого водяного
пара, ккал/кг.
Суммарный расход воды равен
+ + W3 = 15,8 4- 2,1 + 6,2 = 24,1 лС/ю
Суммарный расход рабочего пара при абсолютном давлении
9 ат составит
D = 200 + 50 + 200 = 450 кг/ч.
Поверхностный холодильник для глицерина. Аппарат гори-
зонтальной конструкции кожухотрубного типа изготовлен из уг-
леродистой стали.
Охлаждающая вода проходит по трубам, а циркулирующий
глицерин — в межтрубном пространстве.
Циркулирующим глицерином отводится тепла:
1. Из парциальных конденсаторов Ц8 = 75600 ккал/ч.
2. Из холодильника для охлаждения остатка от 235 до
100° С в количестве 400 кг/ч.
Qs = 400 0,55 (235 — 100) = 29700 ккал/ч.
203
3. Из конденсатора низкомолекулярных жирных кислот.
Отходящие из вакуум-сушильного аппарата пары воды в ко-
личестве 15 кг/ч и жирных кислот 17 кг)ч охлаждаются на 15° С,
а пары кислот также и конденсируются.
Тепло, отводимое конденсатором,
Qlo= 15 • 0,47 • 15 + 17(0,55 15 + 120) = 2300 ккал/ч.
Общее количество тепла, отводимого водой при охлаждении
глицерина,
Qg + Qlo = 75600 + 29700 + 2300 = 107600 ккал!ч.
Расход воды для охлаждения глицерина
Qu 107600 7 о
щ =-------.----------------------= 7,2 м.л/ч.
Ов.к —/в.н) 1000 (35-20) 1000
Количество циркулирующего глицерина
(80 — 60)0,6 • 1220
где /в.н и ^в.к'—начальная и конечная температура воды, соот-
ветственно 20 и 35° С;
80 и 60 — начальная и конечная температура глицери-
на, °C;
0,6 — теплоемкость глицерина, ккал!(кг граду
1220—плотность глицерина, кг/м\
РАСЧЕТ РАСХОДА ВОДЫ
Расход воды на технологические нужды при ректифика-
ции жирных кислот хлопкового масла, используемого для полу-
чения пальмитиновой кислоты, приведен в табл. 47.
Таблица 47
Статьи расхода Расход воды, .и3
в час (при получении 100 кг дис- тиллята) на 1 т дистиллята
На конденсацию рабочего и отсасы- ваемого паров пароэжекторного аг- регата (см. стр. 203) 24,1 241
Охлаждение циркулирующего глице- рина (см. стр. 204) 7,2 72
Неучтенные расходы 5% от общего расхода воды 1,7 17
Итого . . . 33,5 335
204
f>AC4Et РАСХОДА ПАРА
Расход пара на технологические нужды при ректифика-
ции жирных кислот хлопкового масла, используемого для полу-
чения пальмитиновой кислоты, приведен в табл. 48.
Таблица 48
Статьи расхода Расход пара, кг
в час (при получении 100 кг дис- тиллята) на 1 т дис- тиллята
Пар давлением 4 ат абсолютных Нагрев жирных кислот в вакуум-подогревателе до 100° С согласно расчету (см. стр. 187) .... 40 400
Компенсация тепловых потерь стенками промежу- точных коробок и резервуаров. Принимаем а) об- щую площадь изолированной поверхности (1 = =200 л2,температуру жидкости у стенки /1=70° С, температуру воздуха в помещении /В03 = 20° С. При этой температуре теплопотери составляют 73 ккал [(м2-ч-град) (см. приложение 21). б) общую площадь неизолированной поверхности (, = 55 м2, при температуре жидкости у стенки = 70° С, теплопотери согласно этого же при- ложения составляют 605 ккал/(м2-ч-град). 200-73 + 55-605 Расход пара на компенсацию потерь _ 459 100 1000
Продувка острого пара в процессе деаэрации и сушки жирных кислот (см. стр. 187) 15 150
Продувка острого пара в процессе ректификации жирных кислот (см. стр. 192) 40 400
Пар давлением 9 ат абсолютных Рабочий пар эжекторного агрегата (см. стр. 203) 450 4500
Пар давлением 21 ат абсолютных Нагрев жирных кислот в вакуум-сушильном аппа- рате до 180 °C согласно расчету (см. стр. 188) 68 680
Неучтенные потери 5% от общего расхода пара . 37 370
Итого . . . 750- 7500
Примечание. Пар давлением 60 ат избыточных получают в локальном генера-
торе и в расчет не вводят.
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
На рис. 48 и 49 показана компоновка оборудования в от-
делении ректификации природных жирных кислот. Здесь установ-
лены две линии оборудования, которые могут работать парал-
лельно или при необходимости последовательно.
205
вакуум-приемник жирных
кислот.
206
Ректификационные колонны со всеми обслуживающими их
аппаратами размещают в здании размерами в плане 12 X 12 м,
высотой 25 м.
К высокому помещению, в котором размещены ректифика-
ционные колонны с обслуживающим их оборудованием, примы-
кает одноэтажная пристройка, в которой размещено десять кис-
лотостойких резервуаров, служащих для приемки исходных рас-
щепленных жиров и выделяемых из них фракций жирных
кислот. Два дополнительных резервуара 1, служащие для рав-
номерного питания вакуум-сушильных и деаэрационных аппара-
тов 2 вынесены на площадку на отметке 12,6 м.
Парогенераторная, в которой установлены два котла 21 для
получения пара высокого давления (60 ат избыточных), разме-
щена во второй одноэтажной пристройке, вплотную примыкаю-
щей к аппаратному помещению, что сокращает длину коммуни-
6
Рис. 49. Планы площадок на различных отметках цеха рек-
тификации природных жирных кислот:
а — план на отметке 8,4 м\ б — план на отметке 12,6 м:в — план на
отметке 16.8 м; г — план на отметке 21,0 м. (Обозначения те же, что
и на рис. 48).
207
кации и облегчает циркуляцию теплоносителя. Основное техно-
логическое оборудование размещено таким образом, что обслу-
живание его сосредоточено на третьем этаже. Центральный щит
управления позволяет дистанционно регулировать процесс рек-
тификации.
Площадь застройки здания (развернутая) 950 м2, строитель-
ная кубатура его 5200 м3.
Количество, масса (вес) и материал установленного обору-
дования приведены в табл. 49.
Таблица 49
Материал, использованный для изго- товления оборудования Количество единиц оборудования Масса (сум- марная), т
Специальная кислотостойкая хромо-
никелевая сталь 36 25,2
Алюминий 20 н,о
Кислотостойкая сталь 5 1,0
Сталь-3 12 3,1
Чугун 2 0,5
Итого . . . .75 50,6
Количество устанавливаемых электро-
двигателей 14 —
Суммарная мощность электродвигате-
лей, кет 62
208
ЧАСТЬ III
ПРОИЗВОДСТВО МЫЛА
В течение многих веков жировое мыло являлось почти един-
ственным моющим средством, применявшимся для бытовых и
промышленных целей. В настоящее время мыло постепенно вы-
тесняется синтетическими моющими средствами, в первую оче-
редь для мытья и стирки, а также в разнообразных производ-
ственных процессах.
Тем не менее еще в течение длительного времени не потеряет
своего значения и жировое мыло как для стирки, так и особен-
но для ухода за телом — туалетное, банное, специальное и др.
Для полного обеспечения потребностей населения в туалет-
ном мыле по рациональным нормам, предстоит значительно рас-
ширить мощности соответствующих предприятий. Прирост
мощностей будет производиться в первое время за счет строи-
тельства новых заводов и цехов по выработке туалетного мыла
и в последующем, по мере увеличения выработки синтетических
моющих средств, за счет переоборудования части заводов, произ-
водящих хозяйственное мыло.
В ближайшие годы изменится н основное сырье мыловарен-
ного производства. Вместо саломаса из растительных масел во
все возрастающих количествах будут применяться синтетичес-
кие жирные кислоты, технические животные жиры и непищевые
сорта растительных масел.
Глава 1
ПРОИЗВОДСТВО ХОЗЯЙСТВЕННОГО МЫЛА
Схема непрерывной варки мыла прямым методом
Варка мыла, твердого и жидкого, из расщепленных или ней-
тральных жиров является первым этапом в технологической схе-
ме производства мыла. До последнего времени варка мыла осу-
ществлялась периодическим методом в громоздких варочных
котлах с длительным циклом производства^ В настоящее время
в мыловаренной промышленности внедряются непрерывные ме-
тоды варки мыла.
В мировой технике известно несколько схем непрерывной вар-
ки мыла, прямым или косвенным методом, из нейтральных или
расщепленных жиров с применением разнообразного оборудова-
14 Заказ 1236 209
ния, в том числе центрифуг для отделения ядра от мыльного
клея или .подмыльного щелока.
В дальнейшем описаны схемы и оборудование для варки хо-
зяйственного мыла прямым, непрерывным методом из расщеп-
ленных жиров, разработанные советскими учеными и конструк-
торами.
На рис. 50 приведена схема варки мыла непрерывным мето-
дом с применением аппарата ТНБ (авторы Б. Н. Тютюнников,
П. В. Науменко, М. П. Беспятов).
Подготовленные компоненты жировой смеси (расщеплен-
ные саломас, животное сало, растительное масло), синтетические
жирные кислоты и другое жировое сырье поступают в про-
межуточные резервуары 1, 2, 3, 4, 5 и 6 и подогреваются в них
глухим паром до 65—70° С. Если .в жирах содержится влага, то
ее отделяют при отстаивании и сливают через жироловушку 7 в
канализацию. Жиры, выделившиеся в ловушке, возвращаются
насосом 8 в резервуары.
Жиры и жирозаменители, содержащие не более 0,8—1% вла-
ги, через сетчатые фильтры поступают в промежуточные бачки 9,
обеспечивающие постоянство напора на всасывающей стороне
дозирующих насосов, что очень важно для повышения точности
дозирования. Постоянный уровень в этих бачках поддерживает-
ся при помощи шаровых клапанов.
Из бачков 9 компоненты жировой смеси мыла в соотношени-
ях, заданных рецептурой, забираются многопоршневыми дози-
рующими насосами 10. Дозирование различных компонентов
осуществляется изменением хода поршней.
Практика показала, что смесь из насоса целесообразно пода-
вать в промежуточные мешалки И и 12, в которых колебания в
дозировках отдельных компонентов выравниваются и жировой
состав мыла становится постоянным. Это особенно важно при
непрерывном омылении, так как молекулярная масса отдельных
компонентов жира различна и для омыления их требуется разное
количество щелочи.
Раствор кальцинированной соды концентрацией 26—28% по-
ступает в два попеременно работающих расходных бака 13 и 14,
снабженных змеевиками для глухого пара и механическими ме-
шалками. Раствор каустической соды концентрацией 30—32%
поступает в два расходных бака 15 и 16.
Подготовленная смесь жировых компонентов из мешалок
11 или 12 вторым дозирующим насосом 17 через уравнительный
бачок 18 непрерывно подается в трубчатый теплообменник 19 и
далее в гидростатическую колонку 20. Из нее жировая смесь
через ротаметр 21 поступает в смеситель 22 аппарата непрерыв-
ного действия для варки мыла 23. В теплообменнике жировая
смесь нагревается до 100—102° С. Гидростатическая колонка
обеспечивает постоянство напора при питании смесителя.
210
<4
Схема непрерывной варки мыла прямым методом в аппаратах ТНБ-2.
°°
14*
211
Раствор кальцинированной соды из расходных баков 13 или
14 тем же насосом-дозатором 17 через трубчатый теплообмен-
ник 24, гидростатическую колонку. 25 и ротаметр 26 подается
в смеситель 22. Гидростатические колонки 20 и 25 соединены с
отводчиками 27 и 27а, которые являются газо-, пароотделителя-
ми. Раствор каустической соды из расходных резервуаров 15
или 16 насосом-дозатором 17 подается через трубчатый теплооб-
менник 28, гидростатическую колонку 29 и ротаметр 30 в пере-
ходный патрубок, соединяющий между собой второй и третий ба-
рабаны аппарата ТНБ-2.
Соапсточное ядро, сваренное в отдельном котле, из мыло-
сборника 31 подается центробежным насосом 32 в последний по
ходу процесса цилиндр аппарата ТНБ-2.
Карбонатная масса из смесителя 22 непрерывно поступает в
первый цилиндр аппарата ТНБ-2, в котором продолжается про-
цесс карбонатного омыления. Для удаления выделяющегося
углекислого газа и улучшения перемешивания в цилиндры по-
дается острый пар. Процесс карбонатного омыления завершает-
ся во втором цилиндре. В третьем и четвертом цилиндрах аппа-
рата происходит каустическое доомыление и смешивание мыла
с соапсточным ядром.
Готовое мыло, выходящее из аппарата, поступает в работаю-
щие попеременно приемники-корректировщики 33, в которых
проверяют соответствие мыла требованиям .стандарта. При на-
личии повышенного остатка неомыленного жира или свободной
щелочи в мыло добавляют соответственно щелочь или жирные
кислоты из коробок мерников 34 или <35. Насосом 56 готовое
мыло откачивается в мылосборники. Необходимость установки
котлов-корректировщиков отпадет после того, как будут разра-
ботаны достаточно надежные, с малой инерцией, приборы авто-
матического контроля качества мыла с регулированием содержа-
ния в нем неомыленного жира и свободной щелочи.
Другая схема варки мыла непрерывным прямым методом на
установке БШМ (авторы С. Ф. Байков, К. В. Шевелев и
Л. А. Магницкий) изображена на рис. 51.
Варка мыла в этом случае осуществляется следующим об-
разом. Предусмотренную по рецептуре жировую смесь подго-
товляют в резервуаре 1. Отсюда центробежным насосом 2 она
непрерывно подается через трубчатый подогреватель 3 в первую
камеру всасывания двухступенчатого эжекционного смесителя 4.
В подогревателе температура жировой смеси повышается до
105—110° С.
Острый пар при избыточном давлении 3—3,5 ат, пускаемый
в паровое сопло первого эжектора, образует с жировой смесью
однородную эмульсию, которая переходит во второй эжектор.
Здесь она хорошо смешивается с концентрированным раство-
ром кальцинированной соды, нагретым в трубчатом подогрева-
212
теле 5 до 85—90° С. Раствор кальцинированной соды подается
центробежным насосом 6 из резервуара 7. Расход реагирующих
масс регулируется автоматически при помощи регуляторов 8 и 9.
Рис. 51. Схема непрерывной варки мыла прямым методом в аппаратах
БШМ.
В эжекторе обеспечивается глубина карбонатного омыления до
70—75%.
Карбонатная масса, полученная во второй ступени эжекциоя-
ного смесителя, имеющая температуру 110—125° С, под давле-
нием, развивающимся в эжекторе, выбрасывается через сопло в
газоотделитель 10. Он представляет собой вертикальный аппа-
рат объемом 4,5 .и3 со срезанным под углом 30° днищем, на ко-
торое уложен паровой барботер. Крышка газоотделителя соеди-
нена с газосборником 11.
Перегретая карбонатная масса при поступлении через тан-
генциально расположенное сопло в испаритель разбивается на
мелкие капли, что способствует полноте отделения углекислого
газа. Высокая температура способствует разложению бикарбо-
ната натрия.
Карбонатная масса, освобожденная от большей части угле-
кислого газа, стекает на дно аппарата, где дополнительно об-
рабатывается острым паром для более полного удаления остав-
шегося углекислого газа. Далее шаровой, лопастный дозатор 12
передает карбонатную массу в горизонтальный цилиндрический
аппарат-доомылитель 13. Необходимый для доомыления жирных
кислот и нейтрального жира концентрированный раствор каус-
тической соды поступает в аппарат через разбрызгиватель,
213
установленный на входе карбонатной массы в доомылитель.
Этот раствор готовят в резервуаре 14, откуда центробежным на-
сосом 15 непрерывно подают его через -фильтр 16 в напорную
колонку 17. Напорная колонка создает постоянный напор рас-
твора щелочи, благодаря чему обеспечивается достаточная для
данного случая точность регулирования расхода его при помощи
игольчатого клапана.
По мере продвижения через доомылитель свободные жирные
кислоты и нейтральный жир омыляются и готовое мыло через
гидравлический затвор стекает в котел-корректировщик 18.
В нем мыло доводится до показателей, предусмотренных стан-
дартом по содержанию свободной щелочи и неомыленного жи-
ра, затем поступает на дальнейшую обработку. Пролетный пар
из доомылителя 13 отводится через паросборник 19 в атмосферу.
Как видно, обе описанные схемы варки мыла прямым непре-
рывным методом (как и другие аналогичные схемы, разработан-
ные советскими специалистами) принципиально мало отличают-
ся между собой.
Можно ожидать, что включение в действующие схемы не-
прерывной варки мыла дополнительного аппарата для гомогени-
зации карбонатной массы в момент ввода раствора каустической
соды, заметно интенсифицирует эту операцию и позволит умень-
шить продолжительность пребывания мыльной массы в доомы-
лителе.
Для обеспечения устойчивой работы всех предложенных схем
непрерывной варки мыла необходима разработка специальных
средств контроля и автоматического регулирования процессов.
Как известно, варка мыла прямым методом требует приме-
нения очищенных жиров и жирозаменителей, в том числе дис-
тиллированных жирных кислот, выделенных из соапстоков, фузы
и утильных жиров, дистиллированных нафтеновых кислот и тал-
лового масла.
В том случае, когда перечисленные отходы по каким-либо
причинам не могут быть предварительно очищены, из них варят
мыло косвенным методом в обычном котле. Отшлифованное яд-
ро добавляют затем к сваренному непрерывным методом мылу
в последнем барабане аппарата ТНБ или в котле-корректиров-
щике.
ОЧИСТКА И КОМПРИМИРОВАНИЕ УГЛЕКИСЛОГО ГАЗА
Метод непрерывной варки мыла из расщепленных жиров в
закрытых аппаратах позволяет эффективно улавливать и ис-
пользовать углекислый газ, выделяющийся при карбонатном
омылении.
Принципиальная схема очистки и компримирования газа в
баллоны приведена на рис. 52.
214
-VP09
vxp'n огоннэй
•щами £п саг таяизпязиг^
1 — углекислый газ из мыловаренного цеха; 2 — углекислый газ после первой ступени сжатия; 3 — после второй; 4 — углекислый газ
после третьей ступени сжатия; 5 — очищенный, осушенный компримированный углекислый газ; 6 — раствор перманганата калия.
215
Из мыловаренного цеха углекислый газ при помощи газо-
дувки при абсолютном давлении 0,15 ат подается в вертикальную
промывную колонну 1. Колонна разделена по высоте на две ча-
сти, и обе части заполнены кольцами Рашига. В нижней части
колонны углекислый газ орошается проточной водой или лучше
раствором кальцинированной соды. Здесь удаляются кислые и
другие водорастворимые примеси. В верхней части колонны уг-
лекислый газ промывается циркулирующим 1%-ным раствором
перманганата калия, окисляющим оставшиеся в незначительном
количестве (следы) органические вещества, которые обычно об-
ладают специфическим запахом.
Раствор перманганата калия циркулирует по замкнутой си-
стеме: из коробки 2 он насосом 3 подается в верх колонны 1 и
возвращается в коробку через сифонную трубу.
Промытый углекислый газ собирается в плавающем газголь-
дере 4, из которого через смеситель первой ступени 5 поступает
на первую ступень углекислотного компрессора 6.
Компримированный до 4 ат избыточных газ поступает в зме-
евиковый холодильник первой ступени 7; из него через масловла-
гоотделитель 8 и смеситель 9 он возвращается во вторую ступень
углекислотного компрессора. После сжатия до 12 ат избыточных
газ про-ходит последовательно холодильник второй ступени 10,
масловлагоотделитель 11 и возвращается через смеситель 12 на
третью ступень углекислотного компрессора. После третьей сту-
пени газ сжимаемся до 55 ат избыточных. Он проходит через хо-
лодильник 13 и масловлагоотделитель 14 в баллоны — фильтры
высокого давления 15 и 16. Фильтры 15 заполнены активирован-
ным углем, который сорбирует следы минерального' масла.
В фильтрах 16, заполненных силикагелем, углекислый газ допол-
нительно освобождается от оставшейся влаги. Очищенный и осу-
шенный газ направляется через трехсекционный погружной кон-
денсатор 17 в сборный двухгорловый баллон 18. Отсюда угле-
кислый газ поступает на наполнительную станцию 19 для розлива
в баллоны либо через промежуточные сосуды 20 и 21 в формы 22
для производства сухого льда.
В промежуточных сосудах давление газа последовательно
снижается сначала до 25—28 ат избыточных, а затем до 7—8 ат
избыточных.
ОХЛАЖДЕНИЕ, ФОРМОВАНИЕ И УПАКОВКА
ХОЗЯЙСТВЕННОГО МЫЛА
Схема охлаждения, формования и упаковки хозяйственного
мыла изображена на рис. 53. Сваренное мыло из мылосборника 1
через обогреваемый фильтр 2 насосом 3 переменной производи-
тельности подается в трубчатый подогреватель 4, в котором на-
гревается глухим паром до 90—130° С. Нагретое мыло по мыло-
216
проводу подается под избыточным давлением 3—5 ат в вакуум-
сушильную камеру 5.
В вакуум-сушильной камере мыло, пройдя через форсунки,
распиливается; в результате снижения давления часть влаги ис-
- - ..г,'-',,'.
Рис. 53. Схема охлаждения, формования и упаковки хозяйственного мыла.
Охлажденное и подсушенное мыло в виде стружки падает в*
двухрукавный бункер 6, из которого поступает в две параллельно-
работающие шнекпрессовые машины, называемые также пело-
тезы 7. В этих машинах мыло спрессовывается и выдавливается
при помощи шнеков через выходной мундштук в форме прямо-
угольного бесконечного бруска.
У выходного канала шнекпресса с обеих сторон установлены
ролики, при помощи которых на поверхности бруска мыла нака-
тывается рисунок (штамп) предусмотренного ГОСТом образца.
Брусок мыла, выходящий из пресса, разрезается в непрерывно-
действующей резальной машине 8 на куски товарной величины.
Работа резальной машины синхронизирована с работой шнек-
пресса и накатных роликов.
Нарезанные куски мыла по транспортеру 9 поступают к шта-
белеру 10, который собирает их в стопки и далее укладывает
мыло в картонные короба стандартной величины или в тесовые
ящики. На автом^^е 11 короба с мылом оклеиваются гуммиро-
ванной лентой, маркируются и передаются на транспортер 12 для
отправки на склад готовой продукции.
217
Водяной пар, отходящий из вакуум-сушильной камеры, увле-
кает некоторое количество мыльной пыли. Этот пар направляют
в два последовательно работающих циклона-сепаратора 13 и 14,
в которых мыльная пыль оседает. Из конического бункера 15
первого циклона осевшую мыльную пыль выгружают в под-
ставляемый мешок и отправляют как товарную продукцию для
промышленного использования.
Из второго циклона тонкая пыль выгружается периодически
во время ревизии аппаратуры примерно один раз в неделю. Тон-
кая пыль возвращается в производство. Водяной пар конденси-
руется в барометрическом конденсаторе 16, который питается
водой из резервуара 17. Сброс отработанной воды в канализацию
осуществляется через барометрический колодец 18.
В стандартной установке имеются две системы для создания
вакуума. При обычной работе остаточное давление в вакуум-
сушильной камере 15—35 мм рт. ст. создается при помощи баро-
метрического конденсатора и сухого поршневого вакуум-насо-
са 19, присоединенного к конденсатору через каплеуловители 2(1.
Малый эжектор 21 включается в работу, когда требуется ох-
ладить воду, циркулирующую в рубашках шнековых машин. Вода
из рубашек шнековых машин поступает в испаритель 22, соеди-
ненный с эжектором 21. За счет частичного испарения вода ох-
лаждается и стекает в бачок 23, из которого насосом 24 снова
подается на циркуляцию в рубашки шнековых машин.
Эжектор 25 обычно включается в работу в том случае, когда
на барометрический конденсатор поступает вода с температурой
20—27° С.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Расчеты расхода сырья и материалов на производство мыла
проводятся на примере проекта мыловаренного цеха мощностью
100 т хозяйственного твердого мыла в сутки, в том числе 70 т с
содержанием 67% жирных кислот (с колебаниями от 66 до 68%)
и 30 т с содержанием 72% жирных кислот.
Титр жировой смеси мыла рассчитывают по уравнению
= (Ш-1)
где б1аСт — титр каждого компонента жировой смеси, °C;
а — содержание компонента в жировой смеси, % вес.
Как показывают практические данные, титр жировой смеси,
содержащей синтетические жирные кислоты, фракции Сю — Сю,
несколько ниже получаемого по уравнению j III—1) в связи с
образованием эвтектических смесей.
Титр жировой смеси мыла, принятой для последующих расче-
тов, приведен в табл. 50.
218
Таблица 50
Компоненты сырья Титр компонента, t}acT, °C Мыло с содержанием жирных кислот
67% 72%
содержание ком- понента в жиро- вой смесн а, % значение содержание ком* понента в жиро- вой смеси а, % значение
t заст а , °C Част а » °C
юс ЮС
Жирные кислоты
подсолнечного сало- 48 30 48-30 = 14,4 20 48-20 = 9,6
q маса 100 100
j хлопкового соапстока 30 8 30-8 = 2,4
100
j хлопкового соапстока 30-10 = 3,0
j дистиллированные 30 10 100
; ' Синтетические жирные
j кислоты 28-20 28-25 = 7,0
1; фракция С1(, — С16 . 28 20 100 = 5,6 25 100
48-25 48-25 = 12,0
фракция С17 — С20 • 48 25 100 = 12,0 25 100
Жирные кислоты живот- 44-15
ного сала 44 — 15 100 = 6,6
Канифоль 28 10 28-10 = 2,8 5 28-5 = 1,4
100 100
Нафтеновые кислоты дис- тиллированные .... 10 7 10-7 = 0,7
100
Титр смеси Чм — ^заст'а — Чм — s/3acT*a —
= 37,9 == 39,6
Расход жиров, жирозаменителей и щелочей, используемых
в производстве мыл:: , зависит от молекулярных масс реагирую-
щих веществ.
Реакцию образования мыла из индивидуальных жирных, смо-
ляных или нафтеновых кислот можно представить следующей
схемой:
RCOOH + NaOH Z RCOONa + Н2О.
Следовательно, выход безводного мыла по массе (весу) со-.
) ставляет
/ GM = RCOOH + Na —Н.
219
Выход безводного мыла в процентах к массе (весу) израсхо-
дованных карбоновых кислот находят из уравнения
GM = < + +,,-' . 100_ (Ш-2)
Мж
Расход карбоновых кислот на образование мыла в процентах
к его массе (весу) составляет
G.K =
-------100,
(Ш-3)
где — молекулярная масса карбоновых кислот, израсходо-
ванных на варку мыла;
Мн — молекулярная масса щелочного металла, образующе-
го соль карбоновой кислоты;
1 — атомная масса водорода.
G,
Пример. При получении натрового мыла стеариновой кислоты выход
безводного мыла составит
п 284,5 + 23—1
G-' = -----5+--------Ю0-Ю7.7Ж.
Соответственно расход жирных кислот
284,5
---------——— ЮО = 92,8% .
284,5 + 23 — 1
При выработке мыла из смеси жирных кислот, выделяемых из
природных жиров или получаемых синтетическим путем, выход
его и удельный расход жирных кислот рассчитывают, исходя из
средней молекулярной массы последних. Так, например, выход
натрового мыла ив смеси жирных кислот хлопкового масла сог-
ласно уравнению (Ш-2)
276+.23_Г-1_ . 100 = 108%.
276
G.
Расход жирных кислот хлопкового масла на получение на-
трового мыла согласно уравнению (Ш-3)
6ХЖ =-----™----- 100 = 92,6%.
276 + 23—1
При омылении нейтральных жиров проходят одновременно
две реакции: гидролиз триглицеридов с отщеплением глицерина
и нейтрализация выделяющихся жирных кислот по следующей
схеме:
С3Н5 (RCOO)3 + 3NaOH + 3RCOONa + C3HS (OH)3.
Выход безводного мыла в процентах к массе израсходованных
триглицеридов -можно рассчитать по уравнению
G = М,к •+к + Л1Н - 1 . 1()0 (1П
Л1Ж
220
Расход,нейтральных жиров на получение безводного мыла
находят из уравнения
G =-----------------100%.
Л'+ 4“ Мя — 1
(Ш-5)
В этих уравнениях Жк — выход жирных кислот в процентах к
массе (весу) триглицеридов, его находят по уравнению (I—1)
или по табл. 1. Так, например, при получении натрового мыла из
подсолнечного саломаса выход его в процентах от массы (веса)
израсходованных жиров
G = 282-0,9569 +23 . 100 = 103 5
м 282
Расход саломаса в процентах к массе полученного мыла
будет
„ 282-100 „
G„ =-------------------= 96,6.
282-0,9569 + 23 — 1
При варке мыла из смеси жирных кислот и жирозаменителей
их среднюю молекулярную массу находят из уравнения
N — —
Откуда
+ ~~—I— + +Г п2 +• • • ~ (Ш-5а)
М2 Мп Мер
где
Яр= ~,
ср +
N — число молей смеси кислот;
а — масса (вес) компонента в смеси, кг;
Mlt М2,..., Мп— молекулярная масса компонента;
п — число молей компонента;
G—масса смеси, кг;
Мср — средняя молекулярная масса смеси кислот.
Для вычисления средней молекулярной массы какой-либо
смеси жирных кислот, состав которой известен, необходимо
найти-число молей каждой из жирных кислот, входящих в смесь.
Для упрощения расчетов принимают G — 100 кг.
Для G = 100 кг жировой смеси мыла, рецептура которого при-
ведена в табл. 50, среднюю молекулярную массу жировой смеси
находят следующим образом (табл. 51). ,
Средняя молекулярная масса жировой смеси:
а) 67%-ного мыла
Мср = G: Д+ = 100:0,3703 = 270;
87
б) 72%-ного мыла
Мс = G: TV7a = 100: 0,3778 = 265.
В табл. 52 приведены рассчитанные нами данные теоретиче-
ского расхода жирных кислот и щелочей на получение натрового
221
Таблица 51
Компоненты сырья Средняя молекулярная масса жирных кислот компонента М>к Мыло с содержанием жирных кислот
67% 72%
содержание ком- 1 понента в жиро- 1 вой смеси а, % | (/<г) число молей содержание ком- понента в жиро- вой смеси а, % (кг) число молей
Жирные кислоты подсолнечного сало- маса 282 30 30 — = 0,1067 20 20 — =0,0709
282 282
хлопкового соапстока 276 8 8 = 0,029
276
хлопкового соапстока 10
дистиллированные 276 — — 10 — =0,0362 276
Синтетические жирные
кислоты
фракция С1о — С16 . 220 20 20 — = 0,0909 220 25 25 — = 0,1136 220
фракция С17 — С,о . 284 25 25 — = 0,088 25 25 — =0,088
284 284
Жирные кислоты живот- 15
ного сала 274 •— — 15 — = 0,0548 274
Канифоль 350 10 10 = 0,0287 5 5 — = 0,0143
350 350
Нафтеновые кислоты дис- 7
тиллированные .... 260 7 — =0,027 260 — —
Всего — 100 N67 = 0,3703 100 N-2 = 0,3778
мыла и выход -мыла в процентах к массе (весу) израсходован-
ных жирных кислот. Все расчеты сделаны на 100%-ное безводное
мыло.
Как видно из табл. 52, выход мыла из основных видов рас-
тительных и животных жиров и фракции Сп — С20 синтетических
жирных кислот колеблется в пределах 108 ± 0,3% от массы (ве-
са) израсходованных жирных кислот. Для масел, содержащих
большое количество низкомолекулярных жирных кислот (кокосо-
вое, пальмоядерное), а также для фракции С]о — Сы синтетичес-
ких жирных кислот выход мыла повышается до 110,0—110,7%.
При варке мыла из масел, содержащих большое количество вы-
22
Таблица 52
Жир. используемый для варки мыла Средняя молекулярная масса жирных кислот Коэффициент нейтрали- зации жирных кислот Выход мыла (в %) к массе (весу) израсходо- ванных кислот Расход жирных кислот и щелочи на образова- ние безводных натровых мыл
жирные кис- лоты, % к массе (весу) мыла едкий натр, % к массе (весу)
мыла жирных кислот
Растительные масла Т вердые пальмовое 270 208 108,1 92,5 13,7 14,7
пальмоядерное 216 260 110,2 90,8 16,8 18,5
кокосовое 206 272 110,7 90,4 17,6 19,3
Жидкие арахисовое 281 200 107,8 92,7 13,2 14,2
подсолнечное 280 200 107,8 92,7 13,3 14,3
соевое 277 202 107,9 92,6 13,4 14,4
хлопковое 276 203 108,0 92,7 13,4 14,5
рапсовое 308 184 107,2 93,2 12,1 13,0
рыжиковое . . 290 193 107,6 93,0 12,9 13,8
льняное 280 200 107,8 92,7 13,3 14,3
касторовое 296 190 107,4 93,0 12,5 13,5
Животные жиры говяжий 274 204 108,0 92,6 13,4 14,6
бараний 273 205 108,1 92,5 13,6 14,7
СВИНОЙ 274 204 108,0 92,6 13,5 14,6
КОНСКИЙ 274 204 108,0 92,6 13,5 14,6
костяной 277 202 107,9 92,6 13,4 14,4
Гидрированные масла Саломас подсолнечный . . . 282 199 107,8 92,8 13,1 14,2
Саломас хлопковый 278 202 108,0 92,6 13,4 14,4
Саломас соевый 279 201 107,9 92,8 13,3 14,3
Жирозаменители Синтетические жирные кислоты фракция Сю — Cis 220 255 110,0 90,9 16,6 18,2
фракция Ci, — Сад 284 197 107,7 92,8 13,2 14,2
Канифоль 350 160 106,4 94,0 10,7 И,4
Талловое масло 310 181 107,1 93,5 12,0 12,9
Нафтеновые кислоты 260 215 108,5 92,3 14,3 15,7
сокомолекулярных кислот, например из рапсового масла, выход
мыла снижается до 107,2%.
Выход мыла из канифоли и таллового масла составляет
J 06,4—107,1 % от массы (веса) содержащихся в них кислот; со-
ответственно для нафтеновых кислот— 108,5%; этот выход колеб-
лется в зависимости от молекулярной массы нафтеновых кислот.
Приведенные выше уравнения для расчета расхода жиров
и жирозаменителей позволяют определить теоретический расход
223
их на получение чистого безводного (100%-ного) мыла, без учета
потерь в производстве.
Практически в заводской практике все расчеты по расходу
жиров и щелочей ведут на условную (статистическую) единицу
мыла — Мыло с содержанием 40% жирных (смоляных и нафтено-
вых) кислот либо на товарное мыло в зависимости от сорта,
содержащего 40, 60, 66—68, 72% жирных кислот.
Потери жиров, жирных кислот и мыла в производстве вклю-
чают прямые потери при варке и обработке мыла и косвенные
потери вследствие колебаний веса куска мыла.
Потери жиров при варке мыла зависят от принятого метода
производства; при косвенном методе они увеличиваются за счет
растворения некоторого количества мыла в подмыльном щелоке.
Суммарные потери жиров на мыловаренных заводах при
прямом методе варки мыла не превышают 0,5% от массы (веса)
израсходованных жиров, включая потери глицероля, содержаще-
гося в недорасщепленных триглицеридах. Расход жирных кислот
и жирозаменителей на выработку 67%-ного и 72 %-кого мыла
приведен в табл. 53.
При средней молекулярной массе жирового набора 67%-ного
мыла Л1сРв7 — 270, выход безводного натрового мыла в процентах
согласно уравнению (Ш-2) составит
G J270+ 23-l)100
м 270 °
Следовательно, в товарном мыле, содержащем 67% жирных
кислот собственно мыла, имеется
г 67-108,1 то
бг =--------’— = 72,43 %.
100
Содержание влаги в товарном мыле
dM= 100-((?в7 + Ощ + Ок + «) = 100-(72,43+ 0,17 +
+ 0,4+1) = 26,0%, (II1-6)
где Ощ и Ок — остаток свободной едкой и углекислой щелочи в
готовом мыле составляет соответственно 0,17% и
0,4% к его массе (см. ниже);
н содержание нерастворимого в воде осадка и соли;
по практическим данным принимают н = 1.
Соответственно в 72%-ном мыле, жировой набор которого
имеет среднюю молекулярную массу Afcpj = 265, выход безвод-
ного натрового мыла (в %) составляет
g^J265±23-1)+0L =
265
224
Таблица 53
Компоненты мыла. Мыло с содержанием жирных кислот
67% 72%
содержание ком- понента в жиро- вой смеси а, % расход жирных кислот кг/т содержание ком- понента в жиро- вой смеси а, % расход жирных кислот G кг/т
Жирные кислоты
подсолнечного саломаса . . 30 202,0 20 144,7
хлопкового соапстока . . . хлопкового соапстока дне- 8 53,9 — —
тиллированные Синтетические жирные кислоты — — 10 72,3
фракция Сю — С16 .... 20 134,7 25 180,9
фракция С17 — С2о .... Жирные кислоты говяжьего са- 25 168,3 25 180,9
ла — — 15 108,5
Канифоль Нафтеновые кислоты дистилли- 10 67,3 . 5 36.2
рованные 7 47,1 — —
Всего В пересчете на условное 40%-ное мыло 100 673,3 673,3-40 100 [72+5 723,5-40 -
67 72
Примечание. Расчет сделан на прямой метод варки мыла. Отходы при
дистилляции жирных кислот и при обработке соапстока в таблице не учтены,.
В товарном мыле, содержащем 72% жирных кислот, собст-
венно мыла имеется
G = 72 ~ W = 78,0%.
72 100
Содержание влаги в нем
d'u = ЮО —(78,0 + 0,17 + 0,4+ 1)^ 20,4 %.
• Расход щелочи на образование безводного (100%-ного) мыла
на I кг израсходованных жирных кислот находят из уравнения
Щж = кг/кг, (Ш-7)
Л4Ж
где Л4Щ — молекулярная масса применяем’ой щелочи.
То же, к массе образующегося безводного мыла
Щк = м —Г кг1кг- (IIL8)
Л4Ж + Ми ' 1
15 Заказ 1236
225
Например, теоретический расход натровой щелочи на образо-
вание безводного мыла из стеариновой кислоты по уравнению
(Ш-7) будет
Щ... = —=0,141 кг/кг, или 14.1%.
284,5
То же, из жирных кислот хлопкового масла
Щж = = 0,145 кг/кг, или 14,5%.
276
Расход натровой щелочи к массе мыла, полученного из жир-
ных кислот хлопкового масла, определяют по уравнению (Ш-8)
=-----—-----= 0,134 кг/кг, или 13,4%.
м 276 + 23-1
Расход щелочи на варку мыла из расщепленных жиров мож-
но определять и по числу нейтрализации Нс из уравнения
Щ,к = кг/т. (Ш-9)
56,1
Так, на варку мыла из жирных кислот хлопкового масла с
коэффициентом нейтрализации Нс = 203, по уравнению (Ш-9)
расход щелочи составит
Щж = 203 ' 40 = 145 кг/т, или 14,5%.
56,1
Значение Щ,,-, рассчитанное по уравнению (Ш-9), совпадает
с его значением, полученным по уравнению (Ш-7).
При варке товарного мыла с различным содержанием жирных
кислот из смеси расщепленных жиров и жирозаменителей теоре-
тический расход щелочи определяется по уравнению
щ - кг/т, (Ш-10)
МСР
где у — расход жирных кислот на 1 т мыла, кг;
Л4ср — средняя молекулярная масса жировой смеси, расхо-
дуемой на варку мыла.
Так, на варку мыла с содержанием 67% жирных кислот (при
расходе жирных кислот 673,3 кг/т и при Л4сРб7 = 270) расход на-
тровой щелочи составляет
ттг' 673,3 -40 1 пп /
Щ67 =---------= 100 кг т.
270
То же, с содержанием 72% жирных кислот (при расходе жир-
ных кислот 723,5- кг/т и при Л4СР72= 265):
723,5-40 1ЛОО ,
Щ72 =----— = 109,2 кг/т.
226
При варке мыла из смеси жиров и жирозаменителей, число
нейтрализации жирных кислот которых известно, теоретический
расход щелочи определяется уравнением
е 56,1-1000 ’ V '
где Нс — число нейтрализации компонентов, входящих в состав
жировой смеси;
а — содержание компонентов в смеси, % вес.
В табл. 54 приведено значение ~ZHca для жировой смеси
67%-ного мыла.
Таблица 54
Компонент жировой смеси Содержание компонента в жировой смеси а, % вес. Число ней- трализации жирных кислот компонента (расчетное) "с Значени е Нса
Жирные кислоты 199 199-30
подсолнечного саломаса . . . 30 100 = 59,7
хлопкового соапстока .... 8 203 203-8 = 16,2
100
Синтетические жирные кислоты 255-25
фракция Сю — Cje 25 255 100 = 63,7
197 197-20
20 100 = 39,4
160-10
Канифоль 10 160 100 = 16,0
Нафтеновые кислоты дистиллиро- ванные 7 215 215-7 = 15,0
100
Итого 100 — ЪН<,а = 210,0
Подставляя значение ^Нса в уравнение (Ш-11), находят
673,3-210-40 1пп ,
Щ67 = —’-----------= 100 кг т.
56,1 • юоо
Как видно, расход щелочи, полученный по этому уравнению,
совпадает с рассчитанным ранее по уравнению (Ш-10), исходя
из молекулярной массы жирных кислот.
15* 227
, При омылении нейтральных жиров теоретический расход ще-
дочи находят по числу омыления из уравнения
= (Ш-12)
Например, на варку мыла из нейтрального жира с числом
омыления О = 195 расход щелочи составит
^=-^^=139 кг/т.
00,1
, На практике расход щелочи несколько выше теоретического
за счет того, что при варке мыла оставляют в нем некоторое ко-
личество свободной щелочи — едкой и углекислой.
Остаток свободной едкой щелочи в мыле колеблется в преде-
лах 0,15—0,2% от массы последнего. Для расчетов принимают
0щ,= 0,17%, или 1,7 кг/т. Остаток свободной углекислой щелочи
колеблется в пределах 0,3—0,5% от массы мыла; принимают!
Ок — 0,4%, или 4 кг/т. В пересчете на каустическую соду остаток!
кальцинированной соды I
ОЩг = Ок • 0,71 = 0,4 • 0,71 = 0,28 % = 2,8 кг/т. I
Расход едкой щелочи на варку мыла (с учетом остатка в нем*
свободной щелочи) составит:
а) для 67%-нюго мыла
Щ&7 — Щ&7 4- + Ощг = 100 -j- 1,7 %- 2,8 — 104,5 кг/nv,
б) для 72%-ного мыла ' ч
Щ72 = Щ'72 + ОЩ1 + = 109,2 + 1,7 + 2,8 = 113,7 кг/т.
При варке различных мыл применяют едкие и углекислые со-
ли натрия и калия. В производстве твердых мыл, как правило,
применяют натровые щелочи. При этом максимально используют
менее дефицитную и более дешевую кальцинированную соду. Об-
щий расход щелочей на варку мыла обычно рассчитывают по
каустической соде; при переходе к другим щелочам пользуются
переводными коэффициентами, которые могут быть найдены из
уравнения
f = (Ш-13)
где Л4щ.х — эквивалентная масса (вес) щелочи, расход которой
определяют.
В табл. 55 приведены рассчитанные нами переводные коэф-
фициенты при переходе от одного вида щелочи к другому.
Для расчета расхода на варку мыла каустической и кальци-
нированной соды отдельно необходимо установить глубину кар-
бонатного омыления. По данным жироперерабатывающих заво-
228
Таблица 55
Щелочь Переводный коэффициент (f) для применяемых щелочей
NaOH КОН Na2CO3 K2COS
NaOH 40 = 1 40 40 40
40 56,1 53 ~°’‘й — U, Ьо 69,1
кон 56,1 40 = 1,4 56,1 — = 1 56,1 56,1 53 -1’06 56,1 =0,81 69,1
Na2CO3 53 -= 1,33 53 53 53
40 56,1 ’~°’95 53 — 0,77 69,1
К2СО3 69,1 = 1,73 69,1 69,1 — = 1,3 53 69,1 _ 69,1 ~ 1
40 56,1
Примечание. 40; 56,1; 53; 69,1—эквивалентная масса (вес) соответ-
ственно NaOH, КОН, Na2CO3 и К2СО3.
дов, применительно к непрерывному методу варки мыла можно
принять глубину карбонатного омыления около 80%. Остальные
20% кислот, включая содержащиеся в расщепленном жире гли-
цериды, подвергают каустическому доомылению.
Расход продажной кальцинированной соды на варку 67%’-
ного мыла составит
„ (^67 • °> w+Ок) 1,01 (100-0,80.1,33 + 4) 1,01
А б 7 ““----------------~ ---------------------- —
п 0,97 0,97
= 115 кг/m. (Ш-14)
Расход каустической соды соответственно
ш (^67 • °>2°4-°ВДЭ1 > 01 (100-0,20+ 1,7) 1,01
Щ&7 ~ -- = -------------- =
п 0,92 0,92 '
= 24 кг/т, (Ш-15)
где 0,97 и 0,92 — содержание соответственно кальцинированной
и каустической соды в продажных содопродук-
тах;
1,01—коэффициент, учитывающий потери содопро-
дуктов.
Общий расход содопродуктов на варку 67%-ного мыла в пере-
счете на каустическую соду
Щб7=^1 +.щ67 = ^- + 24= 110,5 кг/т. (Ш-16)
у f п 1,33
229
Произведя аналогичные расчеты для 72%-ного мыла, нахо-
дят:
расход продажной кальцинированной соды
(Щ'2 • 0,80/+ ОС) 1,01 (109,2 0,80- 1,33 + 4) 1,01
л\ 79 ~ ‘ -----------------------—
а 0,97 0,97
= 125,0 кг/т-,
расход продажной каустической соды соответственно
П1 = _ (109,2.0,20+ 1,7) 1,01 _
72" 0,92 0,92 Z ’
Удельный расход содопродуктов в пересчете на каустическую
соду:
Щ72 = + 26 = 120 кг/т.
у 1,33
Расчет расхода щелочи на обработку соапстока
Для расчета принимают, что на обработку поступает соапсток
хлопкового масла следующего состава (табл. 56).
Таблица 56
Состав соапсточного жира Количество (в пересчете иа жиры)
% кг
Омыленный жир .... 50 500
Нейтральный жир .... 42 420
Неомыляемые вещества . 8 80
Итого. . . 100 1000
На основе практических данных принимают, что 50% неомы-
ляемых веществ разрушается и уходит с подмыльными щелока-
ми, а 50% остается в обработанном соапсточном мыле.
Выход обработанного соапстока в пересчете на жирные кис-
лоты составит
Ж = 500 + 420 • 0,956 + 0,5 • 80 = 942 кг/т.
Расход едкого натра на омыление 0,42 т нейтрального жира,
содержащегося в соапстоке, согласно уравнению (Ш-12) будет
ш 0,42.195-40 _Q,
Щг = —------------= 58,4 кг/т.
56,1
На реакцию с примесями, находящимися в соапстоке, рас-
ходуется примерно 0,3 кг едкого натра на каждый килограмм
разрушенных неомыляемых веществ или
т 80-50.0,3 ,
Ш,2 =-------—— = 12 кг/т.
230
Обработку соапстока ведут многократной его высолкой. При-
нимая количество сбрасываемого щелока 200% от массы (веса)
жира в соапстоке и остаток свободной едкой щелочи в подмыль-
ном щелоке 0,3%, находят потери едкого натра в щелоке
Щ3 = 1000 • 2 • 0,003 = 6 кг/т.
При отстаивании мыла после шлифовки получают соапсточ-
ное ядро, содержащее 60% жирных кислот и 0,3% свободной ед-
кой щелочи. Расход едкого натра на образование свободного ос-
татка щелочи составляет
942-0,003 , „
щ =-------------= 4.7 кг т.
Общий расход товарной каустической соды на получение
мыла из соапстока составляет (в пересчете на 1 т жирных кис-
лот)
58,4 4-124-6 + 4,7
0,942 0,92
= 94 кг/т.
По сравнению с варкой мыла из обычных жиров расход щело-
чи в данном случае уменьшается примерно на 35% за счет того,
что в соапстоке содержится значительное количество омыленного
жира.
При вводе в жировую рецептуру мыла 8—10% соапсточного
ядра возможная экономия щелочи составляет 0,5—0,6% от веса
мыла. Обычно ее в расчет не принимают.
При варке мыла с большим содержанием соапстоков, как
это наблюдается в мыловаренных цехах при хлопкомаслобойных
заводах, экономия каустической соды может быть весьма суще-
ственной и ее следует учитывать.
Определение выхода углекислого газа
При нейтрализации жировой смеси кальцинированной содой
выделяется углекислый газ. Конечная реакция, происходящая
при этом, может быть изображена следующей схемой:
2RCOOH + Na2CO3 -> 2RCOONa + Н,0 + СО2.
На каждую грамм-молекулу кальцинированной соды выде-
ляется одна грамм-молекула углекислого газа или на 1 кг каль-
цинированной соды, вступившей в реакцию, теоретический выход
углекислого газа составляет
СО2 44 л 41 с
Сгсо —-----i— =----= 0,415 кг.
2Т Na2CO3 106
При варке 67%-ного мыла теоретический выход углекислого
газа на 1 т мыла равен
Gco2t = • 0,80 • f СО2т = ЮО • 0,80 • 1,33 X
х0,415 = 44,1 кг. (Ш-17)
231
То же, при варке 72%-ного мыла
Geo = Щ'72 0,80 • /СО2Т = 109,2 . 0,80 - 1,33 - 0,415 = 48,2 кг.1
Потери газа за счет неплотностей аппаратуры при очистке и
компримировании его.составляют около 15%, .таким образом,
фактический выход углекислого газа равен при выработке:
1 а) 67%-ного мыла
Geo = 44 1 - 0,85 = 37,5 кг;
б) 72%-ного мыла
Gco2n = 48,2 0,85 = 41 кг/т.
На 1 т жирных кислот, израсходованных на варку мыла,
практический выход углекислого газа составит
37,5-1000
Geo, = —!-------= 5Ь кг.
673,3
Таблица 57
Сырье Расход сырья иа произ- водство мыла Общий расход сырья
67 % -кого 72%-ного в сутки, т S СС й> 2 а £ 2 ej О а
на 1 т, кг на 7 0 пг, т | на 1 т, кг на 30 т, т
Всего жиры и жирозаменители В том числе 673,3 47,1 723,5 21,7 68,8 2,07 21,5
Жирные кислоты
подсолнечного саломаса . . 202,0 14,1 144,7 4,4 18,5 0,56 5,8
хлопкового соапстока . . хлопкового соапстока дис- 53,9 3,8 — — 3,-8 о,п 1,2
тиллированные — — 72,3 2,2 2,2 0,07 0,7
Синтетические жирные кислоты
фракция С1о — С16 • 134,7 9,4 180,9 5,4 14,8 0,44 4,6
фракция С17 — С2о . . . 168,3 И,8 180,9 5,4 17,2 0,52 5,4
Жирные кислоты говяжьего
сала — — 108,5 3,2 3,2 0,1 1,0
Канифоль Нафтеновые кислоты дистИлли- 67,3 4,7 36,2 1,1 5,8 0,17 1,8
рованные 47,1 з,з — —. з,з 0,1 1,0
Всего содопродуктов В том числе 139 9,8 151,0 4,5 14,3 0,42 4,5
каустическая сода .... 24 1,7 26 0,8 2,5 0,07 0,8
кальцинированная сода . . 115 8,1 125,0 3,7 Н,8 0,35 3,7
Итого жиров и содопродук-
тов 812,3 56,9 874,5 26,2 83,1 2,5 26,0
Примечание. Возможная выработка углекислого газа 1,2 тыс. т в
год.
232
На основании произведенных расчетов составляют грузообо-
рот мыловаренного цеха. В табл. 57 приведен грузооборот мы-
ловаренного цеха производительностью 100 т мыла в сутки или
31,2 тыс. т в год.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Оборудование для варки мыла. Согласно приведенным выше
данным в сутки должно быть выработано 100 т мыла, в том
числе 67%-ного Ge7 = 70 т и 72%-ного G72 = 30 г. Мыло варят
обычно с концентрацией 60—63% жирных кислот; принимается
для расчетов среднее содержание жирных кислот в мыле Жо =
= 62%.
Для заданной суточной производительности цеха необходимо
сварить следующее количество мыла:
а) для получения товарного мыла с содержанием жирных
кислот Ж~ = 67%
г' 70 -67 д
Сг0 ==-----=------= 75,6 m в сутки;
Ж» 62
б) для получения мыла с содержанием Жт' = 72% жирных
КИСЛОТ:
r” G72^t 30 • 72 „ . о
Сг0 -------=--------= 34,8 m в сутки.
Жо 62
Всего в цехе должно быть сварено мыла со средним содер-
жанием Жо = 62% жирных кислот:
Go = Gq %- Go = 75,6 % 34,8 = 110,4 m в сутки.
Для дальнейших расчетов принято, что варка мыла осуще-
ствляется в аппаратах непрерывного действия системы ТНБ-2,
имея в виду, что разработанные нашими специалистами другие
аппараты непрерывного действия, для варки мыла прямым ме-
тодом, по принципу мало отличаются от аппаратов ТНБ-2 и не
могут существенно повлиять на методику расчетов.
Аппарат ТНБ-2 для непрерывной варки мыла является ос-
новным агрегатом, от которого зависит Производительность всей
установки. Он состоит (рис. 54) из четырех горизонтальных сое-
диненных последовательно цилиндров 1—4, из которых три —
1, 2, 3, диаметром D = 0,9 м и длиной I = 3,9 м. Длина четвер-
того цилиндра Zj при таком же диаметре составляет 5 м.
Все цилиндры имеют паровые рубашки 7. Для перемешива-
ния мыльной массы установлены горизонтальные винтовые ме-
233
торами к горизонтальным мешал-
кам; 9 — газо-паросборники; 10 —
сифон для отвода сваренного мыла;
И — люки для осмотра аппарата.
234
шалки, которые вращаются со скоростью 60 об/мин; привод
в движение их осуществляется от индивидуальных электродвига-
телей 8 через редукторы. По днищу цилиндров уложены паро-
вые барботеры для острого пара.
Первый цилиндр агрегата соединен с вертикальным смеси-
телем 5. Последний представляет собой цилиндрический закры-
тый реактор с двумя турбинными мешалками, вращающимися
со скоростью 270—300 об/мин; привод мешалок осуществляется
от электродвигателя с редуктором 6. Нагретая жировая смесь
и раствор кальцинированной соды поступают по двум раздель-
ным патрубкам в смеситель, где тщательно перемешиваются
между собой. Здесь начинается процесс карбонатного омыления.
Поднимаясь кверху, карбонатная масса переливается через край
внутреннего стакана смесителя и по кольцевому пространству,
образуемому стаканом и наружным кожухом смесителя, посту-
пает в первый цилиндр аппарата ТНБ-2.
В первом цилиндре карбонатная масса обрабатывается ост-
рым паром, который облегчает удаление углекислого газа. По-
следний удаляется из аппарата через вертикальные газо-паро-
сборники 9 диаметром 0,63 м, высотой 1,15 м.
Пройдя первый цилиндр, карбонатная масса через боковой
штуцер переходит во второй цилиндр, в котором ее дополнитель-
но продувают острым водяным паром для полноты удаления
углекислого газа.
В конце второго цилиндра находится промежуточный смеси-
тель, в котором к карбонатной массе через форсунки подается
нагретый раствор каустической соды. Во время прохождения
через третий цилиндр аппарата производится каустическое до-
омыление и завершается варка мыла. Четвертый цилиндр явля-
ется контрольным. Здесь к мылу добавляют облагороженное
соапсточное ядро, сваренное в отдельном котле, или другие до-
бавки. По Ьифонной трубе диаметром 200 мм сваренное мыло
отводится в котел-корректировщик.
Для расчета принимается: <
1. Время пребывания реагирующих веществ в первых двух
цилиндрах, для обеспечения полноты удаления углекислого га-
за, Ti-2 = 6 мин в каждом; то же, в третьем цилиндре для кау-
стического доомыления т3 = 10 мин.
2. Высота заполнения первых двух цилиндров с учетом вспе-
нивания карбонатной массы h\_ 2 = 0,4; то же, третьего и четвер-
того цилиндров /г3_4 = 0,5 м.
3. Концентрация раствора кальцинированной соды а =
= 350 г]л; то же, каустической соды k = 420 г/л.
4. Температура жировой смеси при поступлении в смеситель
аппарата ТНБ-2 Д= 115°С; то же, растворов кальцинирован-
ной и каустической соды t\ = 95° С.
235
б.,. Избыточное рабочее давление в аппарате Ра = 0,7 ат;
то же, в паровых рубашках Рр = 3 ат.
Объем, занимаемый мылом в каждом из первых двух цилин-
дров аппарата ТНБ-2, находят из уравнения,, предложенного
И. Ф. Черенковым для определения объема жидкости в горизон-
тальных резервуарах с плоскими днищами:
У1-2= I
/, / , , л2Л2 ,2 / d — h \0,25
h(d — А) + —------/г21—~—) +
+ (h — г) Vh (d — /г)] =
= 3,9 [о,45 |/ 0,4 (0,9 — 0,4) у-А-143: М! _ 0,42 —Li]0’25-)-
’ [ |/ 4. \ 0,45 /
+ (0,4 — 0,45) /0,4 (0.9 —0,4)j =1,1 м3. (Ш-18)
Соответственно в третьем цилиндре V3 — 1,4 м3 и в четвертом
цилиндре V4 = 1,8 м3.
При указанных выше размерах цилиндров аппарата ТНБ-2
производительность его:
определенная по первым двум цилиндрам
V, О • ,О, • 60 1 1 . Г) 7е;.00
8,2 т/ч;
Т1- 2 6
по третьему цилиндру соответственно
. М2 = = = 7,1 т/ч.
т3 10
В этих уравнениях:
pi — объемная плотность мыла с учетом разрыхления карбонат-
ной массы углекислым газом; принимается для первых
двух цилиндров 750 кг/м3;
рг — объемная плотность мыла в третьем цилиндре; рг =
= 850 кг/м3-
Произведя соответствующий .расчет, находят время пребыва-
ния мыла в четвертом цилиндре т4 = 13 мин.
Полное время пребывания мыла в аппарате ТНБ-2 состав-
ляет
St = ту + т2 + т3 -J- Ч = 6 + 6 + 10 + 13 = 35 мин,
что соответствует практическим наблюдениям.
Среднюю производительность аппарата ТНБ-2 по 62 %-ному
мылу принимают М = 7 т/ч.
236
Количество потребных аппаратов для обеспечения заданной
мощности составляет
в = = 0,7.
М 24 7 24
Как видно, один аппарат ТНБ-2 может обеспечить заданную
мощность завода. В целях создания большей маневренности
в работе цеха устанавливают два аппарата ТНБ-2 одинаковой
конструкции, что создает условия взаимозаменяемости.
Для обеспечения заданной мощности цеха аппарат ТНБ-2
должен работать при выпуске 67%-ного мыла в течение
7 Go 75,6 ,, ,
ZT = —— = —у— = 11 ч!сутки.
Соответственно при выпуске 72%-ного мыла
7 Go 34,8 с .
Z2 - = —у— = 5 ч! су тки.
При этом первый аппарат ТНБ-2 при выпуске 67%-ного мы-
ла будет работать в течение двух смен со среднечасовой произ-
водительностью
Go 75,6 с г ,
М ~-----= —-— - 5,5 т ч.
14 14
Второй аппарат при выпуске 72%-ного мыла будет загружен
в течение одной смены со средней производительностью
7И" = -^ = 211!_ = 5 т!ч.
7 7
Для расчета концентрации мыла, образующегося в аппарате
ТНБ-2, необходимо определить сначала количество реагирую-
щих веществ. Расчет количества реагирующих веществ приве-
ден в табл. 58.
Таблица 58
Реагирующие вещества Нормы расхода жиров, жиро- заменителей и содопродуктов (в кг) иа производство 1 т мыла
67%-ного 62%-ного
Жиры и жирозаменители . . . Кальцинированная сода (товар- ная) Каустическая сода (товарная) 673,3 115 24 673,3-62 ' = 623,4 67 115-62 =106.4 67 24-62 = 22,2 67
237
Количество влаги, вносимой с жирами при влажности их
около 1%, будет
= 623,4 • 0,01» 6 кг/ш.
Количество раствора кальцинированной соды концентрацией
350 кг/мл, плотностью 1297 кг/ж3 будет
106,4 • 0,97 1297 ооо г
V., =---------------= 382,5 кг.
350
Содержание воды в этом растворе (с учетом наличия в то-
варной кальцинированной соде 1 % примесей в виде сухих ве-
ществ)
d2 = Va — 106,4 . 1,01 = 275 кг.
Количество раствора каустической соды концентрацией
420 кг/м3, плотностью 1345 кг/м?
22,2-0,92-1345 с
—------’--- - = 65,5 кг.
VK
420
Содержание воды в этом растворе (с учетом наличия в то-
варной каустической соде 6% примесей в виде сухих веществ)
d.A = 65,5 — 22,2 • 1,06 = 42 кг.
При нейтрализации жирных кислот кальцинированной содой
выделяется моль воды на каждые два моля жирных кислот.
При средней молекулярной массе жирных кислот Л4ср = 270 на
каждый килограмм жирных кислот выделяется воды
da = ——— = 0,033 кг.
2-270
Соответственно при нейтрализации каустической содой выде-
ляется вода в количестве моль/моль, или
dm = = 0,066 кг.
щ 270
Согласно приведенным выше данным глубина карбонатного
омыления принята 80%, каустического доомыления — 20%, сле-
довательно, количество выделяющейся реакционной влаги
d4 = 623,4 • 0,80 • 0,033 -% 623,4 • 0,20 0,066 = 24,7 кг/т.
Общее количество влаги, вносимой в аппарат при варке мы-
ла, составит
2d = 6 %- 275,0 + 42 + 24,7 = 347,7 кг.
В аппарате за счет испарения уходит вместе с углекислым
газом влага, примерно 100% от массы (веса) газа, или dH =
44 1•62
= —------= 40,7 кг (кроме острого лара, подаваемого в аппарат
67
для барботирования мыльной массы).
238
Остаток влаги в мыле
dK = — 4 = 347,7 — 40,7 = 307 кг/т = 30,7%.
Содержание безводного мыла, соли и нерастворимого осадка
в нем (в %)
Л46 = 100 — (dM + Ощ 4-Ок) = 100 —(30,7+ 0,18+ 0,4) = 68,72.
При средней молекулярной массе жирных кислот, использу-
емых для варки мыла Л4ср — 270, выход безводного мыла по
уравнению (Ш-2) составляет 108,1% к массе (весу) жирных
кислот. Следовательно, в сваренном мыле по выходе из аппа-
рата ТНБ-2 содержится жирных кислот (в %)
= (Л4— Z) 100 = (68,72- 1) 100 = 62 g0/
0 108,1 108,1 ’ /0’
где I — содержание соли и нерастворимого в воде осадка.
Полученная концентрация жирных кислот близка к наблю-
даемой на практике. Для дальнейших расчетов принято Жо =
= 62%.
В том случае, когда для варки мыла применяют жировое
сырье, содержащее больше влаги, например при использовании
недистиллированных нафтеновых кислот или расплавленной
острым паром канифоли, для сохранения концентрации мыла
повышают концентрацию раствора кальцинированной соды.
Для дополнительного перемешивания реакционной массы, а
главное для облегчения удаления выделяющегося углекислого
газа в цилиндры аппарата ТНБ-2 подается через барботеры
острый пар.
Интенсивность перемешивания мыльной массы в первых двух
цилиндрах повышается при подаче острого пара в количестве
0,5 кг/л2 в минуту. Расход острого пара в первых двух цилинд-
рах в течение часа составляет
D± = 2 + -/.0,5 60 = 2 • 0,8 • 3,9 0,5 • 60 = 187 кг/ч.
В третьем и четвертом цилиндрах такое интенсивное переме-
шивание не требуется и удельный расход острого пара состав-
ляет примерно 0,3 кг/м1 в минуту.
Расход острого пара в этих цилиндрах
D2 = 0,8 - 3,9 • 0,3 • 60 + 0,8 5 • 0,3 • 60 = 128 кг/ч.
Общий расход острого пара равен
£> = £>, + £>2 = 187 + 128 = 315 кг/ч.
На 1 т 62%-ного мыла расход острого пара составляет
D = -^-5- = 57 кг/т.
5,5
Тепловой баланс аппарата ТНБ-2 приведен для часовой
производительности 5,5 т мыла с содержанием 62% жирных ки-
слот.
239
Для тепловых расчетов важное значение имеет теплоемкость
мыла, которую находят, принимая, что она представляет собой
аддитивную функцию теплоемкостей безводного твердого мыла и
воды. В свою очередь теплоемкость мыла при 0°С можно опре-
делить на основании правила, по которому его молекулярная
теплоемкость слагается из атомных теплоемкостей.
Приняв атомную теплоемкость водорода сн = 2,3, углерода
Сс = 1,8, кислорода со = 4, натрия сла = 6,4, находят молеку-
лярную теплоемкость олеата натрия (С^НззОгЫа)
см = 1,8 18 -р 2,3 - 33 -J-4 • 2-ф 6,4 1 = 122,7 ккал/(кг-моль-град).
Теплоемкость безводного мыла (молекулярная масса Л4Л =
= 304) будет при 0° С
см = = -122’7 =0,4 ккал/(кг-град).
Для дальнейших расчетов приняты следующие теплоемко-
сти расплавленного 60—62%-кого мыла.
Температура, °C . . 70 80 90 100 ПО 120 130 140
Теплоемкость см,
ккалЦкг-град) . . 0,65 0,66 0,67 0,68 0,69 0,71 0,73 0,75
Теплоемкость твердого мыла с содержанием жирных кислот
67—68% при температуре 35—40° С принята в среднем см.т =
= 0,6 ккал/(кг -град); мыла с содержанием 75—80% жирных ки-
слот с„'т = 0,55 ккал/(кг•град).
Далее необходимо определить теплоту реакции нейтрализа-
ции. Реакция нейтрализации жирных кислот в водном растворе,
по литературным данным, сопровождается выделением тепла
в количестве 13,7—13,9 ккал/грамм-моль.
Для принятого состава жирных кислот с средней молекуляр-
ной массой Л1ср = 270 (с колебаниями от 260 до 280) на 1 кг
жирных кислот выделяется тепло
13,9 - 1000 сп
а, — —!--------= 50 ккал кг.
1 270
При омылении триглицеридов замещается три грамм-моля
кислоты; следовательно, при этой реакции выделяется 3-13,9 =
= 42 ккал/грамм-моль.
На 1 кг жира при его средней молекулярной массе Л4ср =
= 860 выделяется тепло
Для определения теплоемкости раствора кальцинированной
х240
соды концентрацией более 20% можно воспользоваться следу-
ющей приближенной зависимостью:
fe1C1 + (100 - 27 • 0,25 +(100—27) n Qn ,,
соасгв = -------17 = -------L3------L = 0,80 ккал (кг-град)
ра гв 100 100 к >
Аналогичным способом находят теплоемкость раствора кау-
стической соды
Ь2’с2 + (100 — +) 31 0,2 + (100 —31) п д.
с , = - - 1 '-------—--------•.—_1------ц =0,76 ккал (кг град)
раств юо 100 v 1 ’
где — концентрация ИагСОз, % вес.; при концентрации
350 г/л-- &1 = 27%;
Ь2— концентрация NaOH, % вес.; при концентрации 420 г/л—
Ь2 = 31 %;
Ci — теплоемкость Na2CO3; щ = 0,25 ккал/(кг • град);
с2— теплоемкость NaOH; с2 = 0,2 ккал! (кг • град).
С учетом найденных значений составляющих строят пример-
ный тепловой баланс аппарата ТНБ-2 (при часовой производи-
тельности 5,5 т/ч).
Приход тепла, ккал/ч
1. Тепло жировой смеси Q, =
= 623,4 М'-cM-ZK = 623,4-5,5-0,55-
115 = 216900 ‘
2. Тепло раствора кальцинированной
соды <?2 = 382,5-5,5-0,80-95= 159900
3. Тепло раствора каустической со-
ды Q3=65,5-5,5-0.76-95=25900
4. Тепло реакции нейтрализации
Q4 = 623,4-ЛГ•?'!= 623,4 5,5 50=
= 171400
Расход тепла, ккал/ч
1 Тепло мыла
д1=5500 • 0,64 • 1-00 = 374000
2. Тепло, уносимое углекислым га-
зом при выходе последнего 40,7 кг/т,
62%-ного мыла
<72=40,7-5,5-0,22-115 =5700
3. Теплосодержание испаряющейся
влаги, уносимое с углекислым газом:
93 = 40,7-5,5-645 = 144700
4. Потери тепла, включая тепло-
расширения углекислого газа (по раз-
ности):
94 = 49700
Всего............ 574100 Всего......... 574100
Приемник-корректировщик предназначен для непрерывной
приемки мыла, сваренного в аппарате ТНБ-2, проверки содержа-
ния в нем свободной щелочи и неомыленного жира и корректи-
ровки мыла добавлением соответственно жирных кислот или
растворов щелочи.
Котел представляет собой вертикальный цилиндрический
аппарат из углеродистой стали с коническим дном, закрытый
плотной крышкой с вытяжной трубой. По днищу аппарата уло-
жен змеевик для острого пара. К аппарату подведены трубопро-
воды для подачи растворов каустической и кальцинированной
соды и жирных кислот.
16 Заказ 1236 241
Приемник-корректировщик рассчитывают на четырехчасовую
производительность варочного аппарата. При средней расчетной
производительности аппарата ТНБ-2 М = 5,5 т мыла в час, его
рабочая емкость должна быть
G = 5,5 • 4 = 22 т.
Полная емкость аппарата
.. G 22 Qc „
Vc =-----=----------= 35 м3,
р - <Р 0,9-0,7
где р — плотность мыла; при 100°С р = 900 кг!м3-,
<р — коэффициент использования рабочей емкости корректи-
ровщика с учетом перемешивания 0,7.
Принимается к установке аппарат следующих размеров:
D = 3,3 м, Нц = 3,8 м, Нк = 1,0 м.
Режим работы приемника-корректировщика:
Операция Продолжительность, мин
Заполнение.................. 240
Перемешивание и отбор проб 30
Отстаивание в ожидании ана-
лиза ....................... 30
Корректировка................. 30
Отстаивание в ожидании
повторного анализа ... 30
Откачка мыла в сборники . 30
Всего . 390
К установке принимают два приемника-корректировщика на
каждый аппарат ТНБ-2.
В том случае, когда производительность варочного аппарата
превышает мощность оборудования для охлаждения и формо-
вания мыла, приемники-корректировщики одновременно можно
использовать для накопления готового мыла.
Мылосборник является промежуточным приемником между
варочным отделением и отделением для охлаждения и формова-
ния мыла. Он представляет собой стальной сварной цилиндриче-
ский аппарат со сферическим или коническим дном и плоской
крышкой с паровой рубашкой для поддержания мыла в расплав-
ленном состоянии и вытяжной трубой. В некоторых случаях,
когда мыло изготовляют с наполнителями, мылосборник снабжа-
ется механической мешалкой.
Количество мылосборников должно соответствовать количе-
ству сортов мыла, одновременно вырабатываемых в цехе, но не
менее двух. При периодической работе мылосборник должен
вмещать все количество мыла, получаемое в одном варочном
котле. При непрерывной схеме варки мыла рабочую емкость
мылосборника обычно рассчитывают на запас, обеспечивающий
работу линии для охлаждения и формования мыла в течение
одной смены т = 7 ч.
242
При паспортной производительности линии оборудования для
охлаждения и формования мыла под вакуумом S = 1,8 т/ч то-
варного мыла и при одновременной работе двух линий мыло-
сборники должны вмещать сваренного мыла
G = ДЖ,т2 = 1,8 67 • 7-2 = 27 2 т.
Жо 62 ’
Полная емкость мылосборников
Vc =------------— = 34 мл.
р? 0,9 0,9
Для удобства маневрирования на две линии для охлаждения
и формования мыла устанавливают три мылосборника полной
емкостью по 18,0 м3, размерами D = 2,5 м, — 3,5 м, Нк =
= 0,5 м. Два мылосборника принимают мыло из одного котла-
корректировщика, в то время как третий обеспечивает переход
на изготовление мыла по другой рецептуре без остановки произ-
водства.
Для выработки 72%-ного мыла емкость мылосборника долж-
на быть рассчитана на прием мыла в количестве
г, 'S’KT 1,8-72-7 1С
О =-------= —---------да 15 т.
Жо 62
К установке принимают два мылосборника такой же емкости
и характеристики, как и для 67%-ного мыла.
Резервуары для приема и хранения жирового сырья. Резер-
вуары предназначены для приемки в мыловаренный цех жиров
и жирозаменителей со склада, из расщепительного или из под-
готовительного цеха.
Резервуары обычно применяют цилиндрические вертикаль-
ные. Они снабжены крышками, змеевиками глухого пара для
поддержания жиров в расплавленном состоянии, люками для
зачистки, дистанционными указателями уровня и необходимой
арматурой. Эти резервуары изготовляют из алюминия чистотой
не ниже 99,5% или из нержавеющей стали. Реже устанавлива-
ют стальные резервуары, футерованные керамической плиткой.
Поверхность резервуаров покрыта тепловой изоляцией.
Согласно данным грузооборота мыловаренного цеха (см.
табл. 57) в течение суток перерабатывают следующее количе-
ство жирового сырья:
Сырье во, т
Жирные кислоты
подсолнечного саломаса ............................. 18,5
хлопкового соапстока............................... 3,8
Хлопкового соапстока, дистиллированные................. 2,2
Синтетические
фракция С1о—С16.................................. . 14,8
фракция С,7—С20................................. 17,2
Жирные кислоты говяжьего сала.......................... 3,2
Канифоль............................................. 5,8
Нафтеновые кислоты дистиллированные.................... 3,3
16;
243
Для жирных кислот саломаса и для
кислот принимают резервуары рабочей
Полный объем этих резервуаров
V ----=
синтетических жирных
емкостью G — 12 т.
15 ж3.
р? 0,885-0,9
. Размеры резервуаров: D = 2,5 м, Н
Всего устанавливают семь резервуаров, из них: два — для
жирных кислот саломаса и четыре — для двух фракций синте-
тических жирных кислот. Учитывая, что канифоль поступает
и перерабатывается в мыловаренном цехе в виде 50%-ного рас-
твора в расщепленном жире, для приемки его устанавливают
резервуар такой же емкости, но с механической мешалкой.
Для жирных кислот животного сала и кислот, выделяемых из
соапстока, а также для нафтеновых кислот устанавливается
пять резервуаров рабочей емкостью по 6 т, полной емкостью по
7,5 ж3, размерами: D = 1,8 м, Н = 3 м.
Количество и емкость резервуаров обеспечивают прием жи-
рового сырья один раз в сутки. В каждой группе резервуаров
имеется запасный для перехода с одного сорта сырья на другой.
Мешалки для подготовки сырья. Для обеспечения постоянно-
го состава реагентов, поступающих в аппарат для непрерывной
варки мыла, устанавливают промежуточные мешалки, в которых
подготовляют жировую смесь и растворы кальцинированной и
каустической соды. В цилиндрических аппаратах с коническим
дном установлены механические мешалки и змеевики для глухо-
го пара, а также соответствующая арматура и гарнитура. Ме-
шалки для жирового сырья рассчитывают на четырехчасовой
запас.
При производительности одного варочного аппарата ТНБ-2
М = 5,5 т 62 %-кого мыла в час, расход жиров и жирозамените-
лей составляет G' = 3,43 т/ч. Следовательно,
вмещать
= 3 м.
мешалка должна
G = 3,43 • 4 = 13,7 т.
Полная емкость мешалки Vc = 18 м3.
Размеры: D = 2,5 м, Нц = 3,5 м, Нк — 0,5 м.
Мешалки изготовляют из алюминия или из кислотостойкой
стали. Для обеспечения непрерывной работы к каждому вароч-
ному аппарату устанавливают по две мешалки, а всего в цехе
для обслуживания двух аппаратов ТНБ-2 — четыре мешалки.
Мешалки для раствора кальцинированной соды рассчитыва-
ют аналогичным образом. Расход раствора кальцинированной
соды концентрацией 350 г/л составляет
Уа = 382,5 кг/т
или Ра = 382,5 • 5,5 = 2100 кг == = 1700 л = 1,7 ж3/ч.
1,297
244
Для обслуживания двух варочных аппаратов в течение 4 ч
необходимая рабочая емкость этих мешалок равна *
V"a = 1,7 • 4-2 = 13,6 ж3.
Для раствора кальцинированной соды устанавливают две
мешалки из углеродистой стали такой же конструкции и разме-
ров, как и для жировой смеси.
Расход раствора щелочи концентрацией 420 г/л составляет
VK = 65,5 кг/т
или в час
Vi = 65,5 • 5,5 = 360 кг = —— = 270 л = 0,27 м*.
1,345
При работе двух варочных аппаратов в течение 7 ч и при
двойном запасе необходимая емкость мешалок составит
Рк = 0,27 • 2 • 7 • 2 = 7,6 мЛ.
К установке принимают две стальные мешалки полной емко-
стью по 10 ж3. Размеры D = 2,0 ж; Нц = 3 м; Нк = 0,8 м.
Оборудование для сушки и охлаждения мыла
Производительность типовой линии оборудования, применяе-
мого на наших заводах, составляет S = 1800 кг/ч товарного
мыла.
Примечание. При производстве 72%-ног-о мыла по обычной рецеп-
туре достигнутая на наших предприятиях производительность не превышает
1,2—1,3 г в час. Расчет показывает, что на действующем типовом оборудо-
вании при соблюдении определенных условий по подбору жировой рецеп-
туры можно увеличить производительность до 1,8 г 72%-ного мыла в час.
При трехсменной работе и при 20 ч машинной работы в сут-
ки количество необходимых линий оборудования составит:
а) для 67%-ного мыла
70 п
п-, =-------= 2 линии;
20-1,8
б) для 72%-ного мыла
30 л Q 1
п? =-------- = 0,8 = 1 линия.
20-1,8
При загрузке оборудования на полную мощность в течение
трех смен цех может обеспечить следующую производительность:
а) по 67%-ному мылу
Gj = 1,8 • 20 • 2 = 72 m;
б) по 72%-ному мылу
G2 = 1,8 - 20 = 36 m.
При переводе цеха на непрерывную работу в течение круглых
суток (с соответствующим увеличением количества бригад) при
245
работе оборудования в течение 23 ч в сутки производительность
устанавливаемого оборудования составит:
а) по 67%-ному мылу
Gi = 1,8 • 23 2 = 83 т в сутки;
б) по 72%-ному мылу
G2 = 1,8 • 23 = 41 т в сутки.
Рис. 55. Вакуум-сушильная
башня:
1 — корпус башни; 2 — крышка;
3 —- днище вакуумной башни; 4 —
раструб; 5 — впуск мыла; 6 —
пустотелый вращающийся вал; 7—
рорсунки; 8 — скребки для мыла;
9 — редуктор; 10 — патрубок для
отвода водяного пара.
На мыловаренном, заводе вспо-
могательное оборудование обычно
рассчитывают на полную произво-
дительность основного оборудова-
ния.
Вакуум-сушильная башня. На
рис. 55 изображена вакуум-сушиль-
оая башня, предназначенная для
охлаждения и сушки мыла. Такая
конструкция вакуум-сушильной
башни является наиболее распро-
страненной на наших мыловарен-
ных заводах.
Цилиндрический корпус 1 диа-
метром 1,5 л и высотой 2 м состав-
лен из царг, соединенных на флан-
цах. На сферической крышке 2 кре-
пят электродвигатель с редуктором
9, вращающий вертикальный вал 6,
который делает 12—14 об/мин. Че-
рез полый вал внутрь башни при
избыточном давлении 2—3 ат по-
дается горячее мыло, которое, вы-
ходя через две форсунки 7, распи-
ливается в вакуумной башне. При
падении давления часть влаги, со-
держащейся в мыле, испаряется,
вследствие чего оно охлаждается и
подсушивается.
Охлажденное мыло оседает на
стенках башни, с которых его сни-
мают скребки 8, находящиеся на
том же вертикальном валу аппара-
та, и в виде тонких пленок сбрасы-
вают мыло через разгрузочный рас-
труб 4, соединенный с днищем ва-
куум-башни 3. Испаряющаяся вла-
га через патрубок 10 уходит из башни и поступает через цикло-
ны в конденсатор смешения. В вакуум-сушильной башне
поддерживается остаточное давление в пределах 15—
246
35 мм рт. ст., которое создается при помощи конденсатора сме-
шения и сухого вакуум-насоса.
Расчет вакуум-сушильной башни ведут отдельно для каждого
вида мыла.
Количество влаги, испаряющейся в камере при выработке
товарного мыла, находят из уравнения
W = S(-^ — 1) кг/ч. (Ш-19)
\ Жо )
Так, при выработке 1800 кг/ч товарного мыла с содержанием
Жт = 67% жирных кислот и при начальной концентрации мыла
Жо = 62% количество выпариваемой влаги составляет
1800 f— — Й = 146 кг/ч.
\ 62 /
Соответственно при выработке 72%-ного мыла
1К7, = 1800 (—-----I'j = 290 кг,ч.
I 62 /
Количество исходного мыла концентрацией Жо, необходимое
для получения мыла более высокой концентрации Жт, находят
из следующего уравнения
1000'- жт
go =-----~---кг/m.
(Ш-20)
Так, для получения товарного мыла с содержанием Ж? =
= 67% жирных кислот требуется мыла с начальной концентра-
цией Жо = 62% в количестве
. 1000 • 67 1 поп !
g0 =----—— = 1080 кг/m, или 108%.
Соответственно при получении 72%-ного мыла требуется
g0 = —62— = 1160 кг/т, или 116%.
Выход мыла более высокой концентрации находят из урав-
нения
1000, ,1ТТ
g-M = °- кг/т. (Ш-21)
Например, выход 67%-ного мыла при тех же условиях со-
ставляет
1000-62 . посп/
g = —------= 925 кг/т, или 92,5%.
, 67
То же, 72%-ного мыла
„ 1000 • 62 0с1 , ос 1а,
gK = —~9 , ’ = °61 кг/т, или 86,1 %.
247
Температуру мыла на входе в вакуум-сушильную башню
при выработке 67%-ного мыла определяют по тепловому ба-
лансу.
Приход тепла
Тепло, вносимое жидким мылом в вакуум-сушильную башню.
Qx = (S + 1Т%) см/г = (1800 + 146) 0,66 • 7Х = 1284/х ккал/ч.
Тепло плавления (кристаллизации) мыла
Q2 = Sqr = 1800 • 16 = 28 800 ккал/ч,
где см — теплоемкость жидкого мыла; при температуре 80° С
см = 0,66 ккал)(кг-град) (см. стр. 240);
— температура мыла на входе в башню, °C;
<71 — тепловой эффект кристаллизации 67%-ного мыла;
<71 = 16 ккал/кг.
Общий приход тепла
Фприход = 28 800 + 1284/) ккал/ч.
е Расходтепла
Тепло, уносимое твердым мылом из башни,
Q3 = Sca.Tt2 = 1800 • 0,6 • 35 = 37 800 ккал/ч.
Тепло, уносимое испаряющейся влагой,
Q4 = W67i = 146 • 610 = 89 100 ккал/ч,
где <?м.т — теплоемкость мыла на выходе из башни:
/г — температура мыла на выходе из башни; t2 = 35° С;
i— теплосодержание пара при остаточном давлении
в башне 30 мм рт. ст.; i = 610 ккал/ч.
Общий расход тепла
фрасход = 0.3 + Qi = 37 800 4- 89 100 = 126 900 ккал/ч.
Приравнивая приходуй расход тепла, определяют температуру
мыла на входе в вакуум-сушильную башню:
28 800 % 1284/х = 126 900 ккал/ч. (Ш-22)
Из уравнения (Ш-22) находят
, 126 900 — 28 800 „
/, =------------= оО С.
1284
Произведя аналогичные расчеты для 72%-ного мыла, опреде-
ляют приход и расход тепла и температуру мыла на входе в ва-
куум-сушильную башню.
248
Приход тепла
Q; = (S +1F72) см t\ = (1800 -f- 290) 0,7\t\ = 1484 • t\ ккал/ч-,
Q2 = Sq2 = 1800 • 18 = 32 400 ккал/ч,
где см — теплоемкость жидкого мыла; при температуре 120° С
см = 0,71 ккал/ (кг- град);
t[— температура мыла на входе в башню, °C;
— тепловой эффект кристаллизации 72%-ного мыла;
q2 = 18 ккал/кг.
Общий приход тепла (?приход = 32 400 -ф- 1484 • t\ ккал/ч.
Расход тепла
Q' = S см.т t2 — 1800 • 0,58 • 35 = 36 540 ккал/ч;
Q'4 = 1Г72 i = 290 -610 = 176 900 ккал/ч;
(^расход = 36 540 176 900 = 213 440 ккал/ч.
Приравнивая приход и расход тепла согласно уравнению
(Ш-22), находят
. 213 440 — 32 400 ,000 г-
-- --- 1^^ Чи .
1484
Потери тепла стенками вакуум-сушильной башни при этом
в расчет не принимаются, так как они компенсируются горячей
водой, подаваемой в рубашку.
Толщину пленок мыла, снимаемых с поверхности внутренних
стенок вакуум-сушильной башни, находят из уравнения
6 = — -----=-------—---------= 0,3,и,и, (Ш-23)
Fpn • 60 9,5 • 1050 • 12 • 60 v ’
где р — плотность твердого мыла; р = 1050 кг/м?;
п — число оборотов вала с распределительными форсунка-
ми; п = 12 об/мин;
F — поверхность, цилиндрической части вакуум-сушильной
башни; F = 9,5 ,и2.
Для упрощения расчета принято, что все мыло оседает на
стенках башни, хотя в действительности небольшая его часть
падает непосредственно в разгрузочный раструб.
Циклоны (рис. 56) предназначены для отделения мыльной
пыли, увлекаемой водяным паром, отходящим из вакуум-су-
шильной башни. Обычно устанавливают два циклона, из которых
второй является контрольным.
Принцип работы циклона заключается в том, что водяные па-
ры, поступающие в его цилиндрический корпус 1 тангенциально
через вводную трубу 2, приобретают вращательное движение.
249
Винтовые лопасти 3 обеспечивают несколько оборотов движуще-
гося в циклоне пара. Возникающая при этом центробежная сила
отбрасывает к внутренним стенкам циклона более тяжелые ча-
стицы мыла. При ударе о стенку час-
тицы мыла теряют часть живой силы
и сползают вдоль стенок в разгрузоч-
ный конус 4, откуда мыло выгружает-
ся через люк 5. Пар, освобожденный
от взвешенных примесей, по централь-
§ ной трубе 6 переходит во второй кон-
® трольный циклон, а из последнего — в
конденсатор.
Расчет циклона сводится к опреде-
лению его диаметра, входного и выход-
ного патрубков и гидравлического со-
противления.
Количество водяного пара, посту-
пающего в циклон, по наибольшему
его значению при производстве 72%-
ного мыла и при поступлении на суш-'
ку мыла с начальной концентрацией
жирных кислот Жо = 61 % составит
в
\г! iji i/Z7
г
©/гео
Рис. 56. Циклон:
1 — корпус циклона; 2 — шту-
цер для входа пара; 3 — винто-
вые лопасти; 4 — разгрузочный
конус; 5 — люк; 6 — штуцер
для выхода пара.
1F72
= 325 кг/ч.
Для расчета принимаем:
Наименьший диаметр
улавливаемых частиц
мыла ................
Плотность мыла ....
Плотность водяного пара
Коэффициент кинемати-
ческой вязкости пара
Удельный объем водяного
пара при остаточном
давлении 30 мм рт. ст.
Скорость движения пара
на входе в циклон . .
Секундный объем лара равен
Vсек = = 325--34’77 =3,14 лР/СЙК.
с 3600 3600
Для определения основных разме-
ров циклона находят сначала размеры
входного патрубка, имеющего прямо-
d=15 мкм
Pi=1050 кг/м3
р2=-0,02875 кг/м3
=324-10“ 6 лг2/сек
v =34,77 м3/кг
к>вх=20 м)сек
угольное сечение
f = bh = = 0,157 ж2,
ювх 20
где b — ширина патрубка, м;
h — высота патрубка, м.
Для циклона ВТИ (см. приложение 24) принимают h = ib,
тогда f = 4 • b2 = = 0,157 м2,
®вх_____ ______
откуда b = 0,5 1/ = 0,5 1/ 0,157= 0,2 л,
У Wbx-4 У
h = ib = i-.0,2 = 0,8 м.
Для предварительного определения внутреннего диаметра
циклона пользуются формулой
О = 2,952,95/Д157 = 1,16 м^ 1,2 м.
Так как минимальный размер улавливаемых частиц мыла
d < 100 мкм, полагают, что осаждение их подчиняется закону
Стокса. Поэтому скорость осаждения определяется по приведен-
ной ниже формуле (предварительно принимают окружную ско-
рость движения пара в циклоне U = 12 м/сек)
„ d2(Pi —Рг)^2 (15 • 10-6)2 (1050—0,02875) • 122
—' ----------- — -------------------------- —
Э'-зРгО 9 • 324 • 10'6 • 0,02875 • 1,2
= 0,338 м/сек. (Ш-24)
Правильность применения формулы (Ш-24) проверяется по
уравнению
Re = = Л338 = 0,016. (Ш-25)
'h 324 • ИГ 6
Так как 0,016 < 0,2, формула (Ш-24) применима для опре-
деления скорости осаждения.
Приняв скорость газа в выхлопной трубе циклона ВТИ
дат = 6 м/сек, внутренний диаметр ее можно определить по фор-
муле
dT= 1,13 |/^= !’131/= 0,81 м. (Ш-26)
Наружный диаметр ее равен
dH = d. + 26 = 0,81 + 2 0,005 = 0,82 м,
где 6 — толщина стенки трубы, м.
Правильность выбранного диаметра циклона проверяется по
уравнению
D =____« 1,2 м. (Ш-27)
Шл 0,338
251
Это совпадает с принятым ранее диаметром циклона D =
= 1,2 л.
Гидравлическое сопротивление циклона находят из урав-
нения
. и’вхРг с 202 • 0,02875 Q « , 2 о к- ,
Д„ = --------= 6 --------------= 3,55 кг я‘ = 3,5а мм вод. ст.,
р ц 2g 2 • 9,81
(Ш-28)
где — коэффициент сопротивления, зависящий от конструкции
циклона. Он принимается в следующих значениях:
Марка циклона
ЦККП ............................ 2,5
ВТИ.............................. 6,0
НИОГАЗ .......................... 7
В том случае, когда значение Г'е > 0,2, для нахождения тео-
ретической скорости осаждения определяют сначала значение
критерия Архимеда
Аг = -^ р1~р2 . (Ш-29)
'Л Рз
Затем находят величину фактора разделения
ф =
Р gR gD
Если произведение АгФр < 84000, то значение критерия Рей-
нольдса находят из уравнения
(Ш-30)
1,4
(Ш-31)
р-
При АгФр > 84000
Re = 1,71 VАг Фр. (Ш-32)
Теоретическая скорость осаждения при этом находится из
следующего уравнения:
Re-.'2
0 - —м/сек.
(Ш-33)
Так как оседающие частицы мыла имеют не шаровую, а про-
извольную форму, действительная скорость их оседания будет
меньше рассчитанной по уравнению (III-33). Для надежности
принимают гоос = 0,5 м/сек.
Барометрический конденсатор (рис. 57) предназначен для
конденсации паров воды, отсасываемых из вакуум-сушильной
башни и из испарителя для охлаждающей воды.
Барометрический конденсатор представляет собой цилиндри-
ческий с коническим дном и сферической крышкой аппарат.
Внутри аппарата размещены горизонтальные полки, располо-
252
женные в шахматном порядке. Конденсируемый пар поступает
в низ цилиндрического корпуса и, поднимаясь кверху, встреча-
ется с охлаждающей водой, стекающей с полки на полку, кото-
рая создает сплошные завесы.
Соприкасаясь с водой, пар кон-,
денсируется. Охлаждающая вода
вместе с конденсатом уходит из
конденсатора через штуцер в ба-
рометрическую трубу. Несконден-
сировавшиеся газы отсасываются
вакуум-насосом.
Для расчета конденсатора
принимается, что количество па-
ра, поступающего в аппарат, сла-
гается из следующих величин (в
кг/ч):
Пар из вакуум-сушильной башни
Д'7, ....................... 325
Рабочий и отсасываемый пар эжек-
тора холодильной установки (рас-
чет см. ниже) 40-|-17 ........57,0
Рис. 57. Схема барометрического
конденсатора смешения:
а — продольный разрез; б — сечение
по тарелке;
I, II, III., IV н V — расчетные номера
участков; 1, 2, 3, 4 и 5 — расчетные
В с е г о D ... . 382,0
Секундный расход пара £>сек =
= 0,106 кг. Остаточное давление
в конденсаторе принимается
30 мм рт. ст. Этому давлению па-
ра соответствуют ( = 610 ккал/кг,
4 = 29° С, о = 34,77 м3/кг.
По практическим данным температура отходящей воды ниже
температуры пара на 2° С, тогда
tB ,к = /п — 2 = 29 — 2 = 27° С.
Часовой расход охлаждающей воды равен
Г = _Е_(г ~ г"к) = 382(610 — 27) = 31gl5 кг = 31 8
С.к-Чн 27 — 20
где (в.н— начальная температура воды; = 20° С.
Секундный расход воды Ц7сек = 0,0088 м3, или 8,8 кг.
Внутренний диаметр конденсатора определяется по количе-
ству конденсируемого пара и скорости протекания его из урав-
нения.
4 = 0,01881/ — = 0,0188 382 ' 34’- = 0,56 м — 0,6 м, (Ш-34)
у wn ]/ 15
253
где wn — скорость движения пара, отнесенная к полному сече-
нию конденсатора; йуп = 15 м/сек.
Чтобы вода переливалась по полкам конденсатора с сохране-
нием при этом достаточного прохода для пара, принимают дли-
ну I тарелки
I = — + 0,05 = + 0,05 = 0,35 м.
2 2 '
Ширину тарелки находят графически. Для этого вычерчива-
ют в каком-либо масштабе сечение цилиндрической части кон-
денсатора и откладывают на нем вычисленное значение ширины
тарелки. Из точки х проводят хорду х— Xj и измеряют ее длину
(см. рис. 57).
Для конденсатора диаметром D = 0,6 м найденная графиче-
ским методом ширина тарелки b = 0,59 м.
Тепловой расчет конденсатора заключается в определении
числа необходимых тарелок для конденсации поступающего па-
ра и нагревания воды до заданной температуры /в.к = 27° С.
Расстояние между тарелками в зависимости от повышения
температуры воды (обычно вода нагревается на 10—40° С), по
практическим данным, можно принять от 0,2 до 0,4 м. При на-
гревании воды на 7° С расстояние между тарелками принимается
Н = 0,25 м, расстояние между ступенями (считая ступенью каж-
дые две тарелки) —около 0,5 м (см. рис. 57).
Повышение температуры воды при перетекании ее с тарелки
на тарелку определяется из уравнения
IgAzzA. = 0,029°’2 . (Ш-35)
Ai t2 I w g j \ dSKB J
В этом уравнении
d-экв — эквивалентный диаметр струи;
= . (Ш-36)
о Д- о
Wo—начальная скорость стекания струи воды с тарелки;
w0
^сек ,
—— м сек,
bh
где VFceK — секундный расход воды, м3/сек;
h — высота слоя воды на тарелке, я;
~\0,i2bV2gl ’
g — ускорение силы тяжести, g = 9,81 м/сек2.
Средняя скорость стекания струи воды с тарелки
“’о + 1/^2 + 2gH
wcp =----------------м/сек;
(Ш-37)
(Ш-38)
(Ш-39)
254
6 — толщина струи воды, ж;
И^сек
6 =----Г-
к>ср6
Изменение температуры воды при переходе с первой на вто-
рую тарелку определяется по уравнению (Ш-35).
Предварительно находят:
а) высоту слоя воды на тарелке по уравнению (Ш-38)
, / 0,0088 V/з пп.
/гг = ---------—7 = = - — 0,04 я;
\ 0,42 • 0,59 /2 • 9,81 /
(Ш-40)
б) начальную скорость стекания воды с первой тарелки по
уравнению (III-37)
0,088 .
w _------>.----= о зз я сек-,
0 0,59 • 0,04
в) среднюю скорость стекания воды с первой тарелки по
уравнению (Ш-39)
, 0,33 + у 0,332 + 2 9,81 0,25 i оо ,
w = —-—!--------------------------=1,28 м сек-,
ср 2
г) толщину струи воды по уравнению (Ш-40)
1,28 0,59
диаметр струи по уравнению (Ш-36)
= 2-0,59-0,0103 ^0 02 ^
0,59 4-0,0103
д) эквивалентный
иЭКВ!
Подставив найденные цифровые значения в уравнение
(Ш-35), получим
lg = 0 029 / 9.8|-°.И\»-7Да-У'г „ 0,19.
t29 —/г V 0,332 ) \ 0,02 )
Итак
lg 29 ~-20 =0,19,
29 -t2
откуда
29~-20-= 1,5.
29 —12
Решая это уравнение относительно /2 находят, что темпера-
тура воды при поступлении на вторую тарелку /2 = 23° С.
Количество тепла, воспринятого водой,
Qr = 8,8 (23,0 — 20) = 26,4 ккал/сек.
255
Сконденсировано пара
£> = _01_ = „26Л _ = 0 045
1 / —Л, 610-23
или 162 кг)ч.
Со второй тарелки стекает вода и конденсат в количестве
8,8 + 0,045 = 8,845 кг/сек.
Аналогично рассчитывают теплообмен при стекании воды со
второй тарелки на третью.
Дальнейшие расчеты сведены в табл. 59.
Таблица 59
Номер участка (тарелки) Высота между тарелками К оли- чество воды W сек’ м3/сек Высота слоя воды на тарелке h, м Начальная скорость воды WQ, м/сек. Средняя скорость воды о>ср. м/сек Толщина струи 5, м Эквива- лентный диаметр %КЕ’ *
I 0,25 0,0088 0,04 0,33 1,28 0,0103 0,02
II 0,25 0,008845 0,041 0,33 1,28 0,0103 0,02
III 0,25 0,008875 0,041 0,33 1,28 0,0103 0,02
IV 0,25 0,008891 0,040 0,33 1,28 0,0103 0,02
Продолжение та5л 59
Номер участка (тарелки) Темпе-, ратура пара t , °C Начальная темпе- ратура воды tQ н, °C Конечная темпе- ратура воды;вж, °C Тепло, воспри- нятое водой, Q, ккал/сек Сконден- сировано пара D, кг/сек. Сконден- сировано пара, % от общего количе- ства Количе- ство воды, стекающей с данной тарелки, м3/'сек
I 29 20 23 26,4 0,045 42,45 0,008845
II 29 23 25 17,7 0,03 28,3 0,008875
III 29 25 26 8,8 0,016 15,1 0,008891
IV 29 26 27 8,9 0,015 14,15 0,008906
Пр и меч ание. Поскольку пятый участок является входным для пара
и требуемый нагрев воды достигнут на предыдущих четырех участках, расчет
для него не приведен.
Как видно из табл. 59, расчетное количество тарелок равно
пяти (четырем участкам). Оно обеспечивает конденсацию задан-
ного количества пара DceK = 106 кг.
При принятом числе тарелок и расстоянии между ними обес-
печивается полная конденсация всего количества пара и нагре-
вание воды до требуемой температуры.
Теплообмен между паром и водой происходит не только при
стекании воды с тарелок, но и на тарелках при соприкосновении
256
пара с водой. Это количество тепла составляет несколько боль-
ше 6% тепла, переданного от пара к воде при ее стекании с та-
релки на тарелку, и является некоторым резервом на случай
колебаний нагрузки, а потому в расчет не вводится.
Вакуум-насос. Воздух и неконденсирующиеся газы попада-
ют в барометрический конденсатор с охлаждающей водой, па-
ром и через неплотности.
Масса воздуха, поступающего в конденсатор, с водой и паром
GB03 = 0,025И7 + Ю£> = 0,025 31,8 + 10 • 0,382 = 4,6 кг/ч.
Количество воздуха, натекающего извне через неплотности
аппаратуры, принимается примерно GH = 1 кг/ч.
Всего необходимо откачивать насосом воздуха
<+ = GBO3 + GH = 4,6 + 1 = 5,6 кг/ч.
Температура отсасываемого воздуха
4оз = 4 н + 4 + 0,1 (4-к - 4 и) = 20 + 4 + 0,1 (27 - 20) = 24,7° С.
Давление в конденсаторе равно = 30 мм рт. ст., или
408 кг/м2.
Парциальное давление водяного пара при температуре
24,7° = 313 ка/л2.
Парциальное давление воздуха
Рвоз = +—Рл = 408 — 313 = 95 кг/м2.
Объем воздуха, отсасываемого из конденсатора по уравне-
нию (1-40)
у = RG. (273 + /Ес,3) = 29,27-5,6 (273 + 24,7) = 5Ш
Рвоз 95
где 7?— газовая постоянная сухого воздуха;
7? = 29,27 кгм/ (кг °К).
Пароэжектор для охлаждения воды. Для охлаждения мыла
б рубашках пелотез циркулирует охлаждающая вода с темпе-
ратурой 7—8° С. Когда на заводе нет артезианской воды с нуж-
ной температурой, пользуются водой более высокой температу-
ры, но ее охлаждают в процессе циркуляции в системе.
Охлаждение достигается за счет частичного испарения самой
воды в соответствующих условиях. Чтобы охладить воду до тем-
пературы 7—8° С, испарение ее должно происходить при абсо-
лютном давлении р = 6 мм рт. ст.
Такое давление создается в испарителе при помощи вакуум-
эжектора. Схема вакуум-испарительной установки для охлажде-
ния воды изображена на рис. 58.
Нагретая вода из рубашек пелотез поступает в испаритель 7,
соединенный с вакуум-эжектором 2. Охлажденная вода по баро-
метрической трубе 3 стекает в барометрический колодец 4,
17 Заказ 1236 . 257
откуда насосом 5 перекачивается в рубашки пелотез. Испаряю-
щаяся в испарителе вода пополняется за счет свежей воды, до-
бавляемой из водопровода.
По практическим данным из пелотез необходимо отвести
тепло в количестве около Q = 10000 ккал!ч.
Рис. 58. Схема вакуум-испарительной установки
для охлаждения воды:
1 — испаритель; 2 — паровой эжектор; 3 — барометри-
ческая труба; 4 — барометрическая коробка; 5 — насос
'для охлажденной воды; 6 —- пелотеза для мыла.
При начальной температуре воды Д.н = 7° С и конечной
Гв.к = 10° С количество циркулирующей воды составит
1Г =-------Я------=
С.к С.п
10 000
10 — 7
3330 кг —3,3 л3/ч.
Для охлаждения этого количества воды необходимо испарить
r Q 10000 ;гтт Л1Ч
О = — =--------= 17 кгч, (П1-411
г 592 v ’
где г — скрытая теплота испарения воды при 10° С; г =
= 592 ккал/кг. Это количество пара (17 кг[ч) должен
отсосать вакуум-эжектор.
Для работы эжектора принимается водяной пар при абсо-
лютном давлении ра = 8 ат = 5885 мм рт. ст.
Степень сжатия пара принимается К = 5, откуда конечное
давление за эжектором рк = 6 • 5 = 30 мм рт. ст.
258
Коэффициент расширения пара
£ = _£s_ = = 981.
р 6
Удельный расход пара при К = 5 и Е = 981 находят по диа-
грамме [24] Ъ = 2,9 кг/кг.
Общий расход рабочего пара
D' = = 2,9 • 17 0,8 = 40 кг/ч,
где ср — снижающий коэффициент при отсасывании чистого па-
ра; ф = 0,8.
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА
Расчет расхода пара на технологические нужды цеха по про-
изводству хозяйственного мыла мощностью 100 т в сутки при-
веден в табл. 60.
Таблица 60
Статьи расхода Расход па мь 67 % -кого ра на 1m ла 72%-ного Всего в сутки, кг
1. Подогрев глухим паром при абсолютном
давлении 3 ат (/ = 467 ккал/кг) жировой
смеси при варке мыла непрерывным методом
от температуры/н = 70° С до/к = 115° С . .
а) при варке 67%-ного мыла расход жиров
и жирозаменителей (см. табл. 57) со-
ставляет М = 673,3 кг/т, теплоемкость
жировой смеси принимается в среднем
0,55 ккал/(кг-град), расход пара (при 5%
673,3-0,55 (115 -70) 1,05
потерь) ----------. .
б) то же, при варке 72%-него мыла расход
жиров и жирозаменителей Л-1 = 723,5 кг/т,
723,5-0,55(115—70) 1,05
расход пара --------------------------
2. Подогрев глухим паром при абсолютном
давлении 3 ат раствора кальцинированной
соды от % — 70° С до /к = 95° С.............
а) при варке 67%-ного мыла расход раство-
ра кальцинированной соды концентрацией
350 кг/ж3, плотностью 1297 кг/м3 со-
115-0,97-1297
ставляет 1а =------------- = 414 кг/т,
350
теплоемкость этого раствора 0,8 ккал/(кгX
414-0,8 (95—70) 1,05
X град), расход пара------------------
3790
37
40
1930
17
259
Продолжение табл. 60
Статьи расхода Расход пара на 1 т мыла Всего в сутки, кг
67% -ного 72%-ного
б) то же, при варке 72%-ного мыла коли- чество раствора кальцинированной соды 125-0,97-1297 7„ — — 448 кг/т а 350 448-0,8(95—70) 1,05
467 3. Подогрев глухим паром при абсолютном дав- лении 3 ат раствора каустической соды — 20 —
от % = 70° С до tK = 95° С а) при варке 67%-ного мыла расход каусти- ческой соды концентрацией 420 г/л и плотностью 1345 кг/м3 составляет 24-0,92-1345 VK = = 71 кг/т, тепло- 420 емкость этого раствора 0,76 ккал/(кгх 71-0,76(95—70) 1,05 300
X град), расход пара б) то же, при варке 72%-ного мыла расход раствора каустической соды VK — 26-0,92-1345 _ — 77 кг/т, 420 77-0,76(95—70) 1,05 3
467 4. На компенсацию тепловых потерь 8 мешалск для жировой смеси и растворов кальцини- рованной и каустической соды при общей по- верхности теплоизлучения f=270 м2 и тепло- потерях 90 ккал/(м.2-ч) (см. приложение 23) расход глухого пара при абсолютном давле- 270-90-24 1 3 130
467 ’ ’ ' 5. Расплавление острым паром при абсолютном 2
давлении 3 ат канифоли. (/ — 529 ккал/кг). Начальная температура канифоли ia = 15°С , конечная tK = 95° С. Теплоемкостью канифо- ли ск = 0,5 ккал/(кг-град). Скрытая теплота плавления рп =16 ккал/кг 680
260
Продолжение табл. 60
Расход пар?- на 1 tn
мыла
Статьи расхода
67 % -ного
72%-ного
Всего
в сутки,
кг
а) при варке 67%-ного мыла расход канифо- ли составляет (см. табл. 57) 67,3 кг/т, 67,3-[0,5 (95—15) %- 16] 1,05 8 4 —
расход пара • б) то же, при варке 72%-ного мыла расход канифоли 36,2 кг/т, расход пара 36,2(0,5(95—15) + 16] 1,05
529
6. Расход острого пара в аппарате ТНБ-2 со- гласно приведенному выше расчету (см. стр. 239) составляет 57 кг/т. 62%-ного мыла а) при варке 67%-ного мыла расход пара — — 6320
57-67 62
62 57-72 66
7. Подогрев глухим паром сваренного мыла пе- ред вакуум-сушильной камерой при выработ- ке 72%-ного мыла от /Н = 85°С до tK = = 122°С.
Теплоемкость мыла в этом интервале темпера- тур (средняя), сг.; = 0,69 ккал/(кгград). Расход пара при абсолютном давлении 6 ат (1 — 451 ккал /кг).
1000-72-0,69(122—85) 1,05 70 2100
62-451
8. Прочий неучтенный расход пара, включая продувку коммуникаций 10% от учтенного: а) при варке 67%-ного мыла б) при варке 72%-ного мыла 13 20 1510
Суммарный расход пара на производство хозяй- ственного мыла: а) 67%-ного б) 72%-ного 143 225 16760
В расчете расхода пара, приведенном в табл. 60, не учтен
расход его на компенсацию тепловых потерь резервуаров для
хранения сырья. Принято, что эти потери компенсируются соот-
ветствующим снижением температуры хранящегося сырья. Рас-
чет, применяемый для проверки, приведен ниже.
261
Количество резервуаров для хранения жирового сырья со-
гласно приведенному выше расчету п = 12. Их общая поверх-
ность теплоотдачи исходя из принятых размеров F ~ 370 м2.
При температуре жирового сырья 90° С и изолированной по-
верхности теплопотери составляют 90 ккал[(м2-ч).
Общие потери тепла в течение суток
Qn = 90 • 370 • 24 = 799 200 ккал/сутки.
В течение суток через резервуары и мешалки проходит со-
гласно табл. 57 тИс = 68800 кг жиров и жирозаменителей.
Среднее снижение температуры жирового сырья
-^град.
Л4ссм 68 800 -0,55
Жиры и жирозаменители поступают в мыловаренный цех
при температуре t = 90—95° С. Следовательно, температура
жирового сырья при поступлении его в трубчатые подогревате-
ли аппарата ТНБ-2 будет находиться в пределах ts = 70° С. Эта
температура и учтена как исходная при расчете расхода пара
в подогревателях.
РАСЧЕТ РАСХОДА ВОДЫ
Расчет расхода воды на технологические нужды цеха по про-
изводству 100 т хозяйственного мыла в сутки приведен в табл. 61.
Таблица 61
Статьи расхода Расход воды иа 1 т мыла, м3 Общий расход в сутки, м3
67 % -ного 72%-ного
1. Приготовление раствора кальцинированной соды концентрацией 350 кг/м3 — — 33
414 а) при варке 67%-ного мыла 1Га = ~~ — = 320 л/т б, 32
,, 448 б) при варке 72%-ного мыла 1Га == = 340 л 0,34
2. Приготовление раствора каустической соды концентрацией 400 кг/м3 — — 5
, 71 а) при варке 67%-ного мыла 1ТК = § = = 52 л/т 0,05 .
,, 77 б) при варке 72%-ного мыла FK = = = 57 л/т 0,06
262
Продолжение табл. 61
Статьи расхода Расход воды на 1 т мыла, м3 Общий ’ расход
67% -ного 7 2% -ного в сутки, м3
3. Конденсация пролетного пара и охлаждение углекислого газа, выходящего из аппарата ТНБ-2 Температура парогазовой смеси на выходе из аппарата /пг.к = 115° С; температура ее за холодильником /пг.к — 40° С. Теплосодержа- ние уходящего пара 615 ккал/кг. Теплоемкость углекислого газа с = = 0,22 ккал/(кг-град). Начальная темпера- тура воды +.в = 20° С, конечная /к.в = 40° С: а) при варке 67%-ного мыла количество конденсирующегося пара равно количе- ству образующегося углекислого газа (со- гласно расчету иа стр. 232 44,1 кг/т) плюс острый пар, подаваемый в аппарат ТНБ-2 в количестве 62 кг/т (см. табл. 60) Расход воды (44,1 62) (64 5— 40)+44,1 • 0,22( 115—40) 2,7 — 329
(40—20) 1000 б) то же, при варке 72%-ного мыла. Коли- чество конденсирующегося пара равно количеству образующегося углекислого газа — 48,2 кг/т (см. стр. 232) плюс острый пар, подаваемый в аппарат ТНБ-2 в количестве 66 кг/т (см. табл. 60) Расход воды (48,2-4-66) (645—40)Ч-48,2-0,22(115—40) (40—20) 1000 1. Конденсация водяного пара в конденсаторе смешения вакуум-сушильной установки . . Согласно расчету (см. стр. 253) при темпе- ратуре воды на входе в конденсатор —20° С и на выходе —27° С, удельный расход воды на конденсацию пара составляет , W 31800 U7V — — —. 83 кг/кг: - D 382 а) количество пара, поступающего на кон- денсацию из вакуум-сушильной установ- ки при варке 72%-ного мыла —1Р73 = = 290 кг/ч-, пар малого эжектора соглас- но расчету, приведенному на стр. 258, G + D' = 17 + 40 = 57 кг/ч; общее ко- личество пара, поступающего в конденса- 2904-40+17 гор. Dy - — •? — 193 кг/т. Рас- 1,8 ход охлаждающей воды 83-193 = = 16000 кг 3,5 16,0 1138
263
Продолжение табл. 61
Статьи расхода
Расход воды
на 1 т мыла, м3
67%-ново 7 2%-ного
Общий :
расход
в су гки,
.и3
б) то же, при производстве 67%-ного мыла
We7 = 146 кг/ч. Общее количество водя-
ного пара, поступающего в конденсатор
146+40+17
D =--------------= 113 кг/т. Расход
у 1,8
охлаждающей воды 83 • 113 = 9380 кг . .
5. На охлаждение цилиндра вакуум-насоса . .
Прочие неучтенные расходы 10% от учтен-
ных .....................................
Общий расход воды........................
а) на производство 67%-иого мыла ....
б) на производство 72%-ного мыла . . . .
9,4
0,3
1,23
14,5
0,5
2,1
22,5
36
148
1690
цехе не-
мощностью
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
На рис. 59 приведена компоновка оборудования в
прерывного производства хозяйственного мыла
100 т в сутки. Цех состоит из двух отделений: 1) варочного и
2) для охлаждения, формования и упаковки мыла.
Варочное отделение, примыкающее к расщепительно-глице-
риновому, размещено в двухэтажном здании размерами в плане
24 X 24 м. На первом этаже установлены двенадцать резервуа-
ров для различных видов жирового сырья, четыре резервуара
для растворов каустической и кальцинированной сбды? четыре
котла-корректировщй?а'''и"нас0сы для перекачки жиров и мыла.
Аппараты для непрерывной варки мыла установлены на пе-
рекрытии второго этажа. В междуэтажном перекрытии подве-
шены четыре мешалки для жировой смеси, котел для обработки
светлых соапстоков (в том числе, когда их перерабатывают без
расщепления и дистилляции) и аппарат для разложения соап-
стока серной кислотой и последующей промывки смеси нейтраль-
ного жира и жирных кислот, если смесь направляется на дорас-
щепление и дистилляцию. На перекрытии второго этажа разме-
щено также и некоторое другое вспомогательное оборудование.
Как видно из рис. 59, в варочном отделении предусмотрено
больше оборудования, чем определено расчетом.
Поскольку варочное отделение находится в одном корпусе
с расщепительно-глицериновым цехом, можно объединить жиро-
хранилища и, следовательно, резервуаров для жира потребуется
значительно меньше. Необходимость установки четырех котлов-
корректировщиков обусловлена тем, что в настоящее время нет
надежных методов непрерывного контроля качества получаемого
мыла, поэтому она отпадет^как только будут разработаны соот-
ветствующие приборы.
264
При наличии достаточного по производительности оборудова-
ния для расщепления и дистилляции жирных кислот, выделяе-
мых из соапстоков, параллельная установка котлов для облаго-
раживания соапстоков методом омыления не потребуется.
Кроме того, планировка оборудования по второму этажу
проведена так, что на этом этаже имеются значительные неис-
пользуемые площади. Таким образом, при соблюдении условий,
перечисленных выше, потребность в оборудовании и производ-
ственных площадях отделения для варки мыла уменьшится по
сравнению с приведенными на рис. 59.
Технико-экономические показатели варочного отделения при-
ведены в табл. 62.
Таблица 62
Показатели Количество
всего на 1 тмыла в сутки
Площадь пола производственного помещения раз- вернутая (без подсобных), мг 1150 И,5
Кубатура производственного помещения (без под- собных), м3 13500 135
Установленное оборудование:
количество единиц 55 —
1 общий вес, т 70,0 0,7
В том числе изготовлено из:
кислотостойкой стали 16,5 0,17
алюминия 10,8 ОД
углеродистой стали 42,7 0,43
Электродвигатели:
количество 21 —
мощность, кет 138 1,4
К варочному отделению примыкает отделение для охлажде-
ния, формования и упаковки готового мыла. Оно занимает пло-
щадь по первому этажу размером 24 X 30 м и по второму эта-
жу— 24 X 12 м. На втором этаже установлено три
мылосборника. В междуэтажном перекрытии установлены три
вакуум-сушильные башни и обслуживающие их циклоны.
Междуэтажные перекрытия для установки вакуум-сушильных
башен можно не устраивать, если это оборудование размещают
в одноэтажном двухсветном помещении. В этом случае обслу-
живание оборудования в варочном цехе осуществляется с рабо-
чих площадок.
Конденсаторы и эжекторы вынесены на крышу второго
этажа. Непосредственно под вакуум-сушильными башнями
размещают шнекпрессы. При выпуске 67—68%-ного хозяй-
ственного мыла достаточно пропускать охлажденное и подсу-
шенное мыло через шнекпрессы один раз. При выпуске высших
сортов хозяйственного мыла, например 72%1-ного, применяют,
265
двукратную обработку его на шнековых прессах. В данном
проекте предусмотрено, что все хозяйственное мыло обрабаты-
вается последовательно на двух шнекпрессах.
Как видно из рис. 59, в этом отделении предусмотрена ком-
плексная механизация процессов обработки и упаковки мыла
и транспортировки его на склад готовой продукции. Для этого
в отделении установлены автоматы для штабелирования мыла
и укладки его в картонные короба и автомат для оклейки их
бандеролями и маркировки коробов с готовым мылом.
Технико-экономические показатели отделения для охлажде-
ния, формования и упаковки хозяйственного мыла приведены
в табл. 63.
Таблица 63
Количество
всего иа 1 tn мыла
Показатели
Площадь пола производственного по- мещения (развернутая), ж2 .... Кубатура производственного помеще- ния. Л13 1000 6000 10 60
Установленное оборудование:
количество единиц 57 —
общий вес, т Электродвигатели: 73 0,73
количество единиц 31 —
мощность, кет 370 3,7
Глава 2
ПРОИЗВОДСТВО ТУАЛЕТНОГО МЫЛА
Технология производства туалетного мыла принципиально
мало отличается от описанной технологии изготовления хозяй-
ственного пилированного мыла. Однако к туалетному мылу
предъявляются более высокие требования по жирнокислотному
составу, цвету, запаху, отделке, неизменяемости при хранении
и по некоторым другим показателям.
Варку основы туалетного мыла при использовании тщатель-
но очищенных дистиллированных природных жирных кислот,
хорошо расфракционированных синтетических жирных кислот и
фильтрованных растворов содопродуктов, можно осуществлять
прямым непрерывным методом в аппаратуре, описанной в пре-
дыдущей главе.
Если чистота реагентов не удовлетворяет предъявляемым
требованиям для получения туалетного мыла высокого качества,
то применяют косвенный метод варки основы.
Ниже приведен один из возможных вариантов'схемы непре-
рывной варки мыла косвенным методом с применением сепара-
266
торов или центрифуг. Первые опыты непрерывной варки мыла
с разделением фаз при помощи сепараторов были проведены
инж. М. М. Никифоровым и Л. А. Магницким еще в 30-х годах.
Позднее аналогичные схемы появились за рубежом.
СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА
Принципиальная схема производства непрерывной варки ос-
новы туалетного мыла косвенным методом с применением
центрифуг или сепараторов изображена на рис. 60.
Схема рассчитана на возможность одновременной варки ос-
новы по двум разным рецептурам или последовательную дву-
кратную обработку мыльного клея, сваренного по одной рецеп-
туре.
С этой целью в схеме предусмотрены две параллельные ли-
нии оборудования (вторая линия обозначена индексом а).
Сначала варка мыла прямым методом из жирных кислот с кар-
бонатным омылением и каустическим доомылением осуще-
ствляется в одном из описанных выше аппаратов непрерывного
действия.
Мыльный клей, сваренный в аппаратах 1 и 1а, поступает
непрерывно в сборники 2 и 2а, из которых, пройдя ситчатые
фильтры 3, он насосами 4 подается через автоматический на-
сос-дозатор 9 и 9а в реакторы-смесители 5 и 5а. В этих реакто-
рах производится его частичная, а при необходимости полная
высолка при помощи растворов электролитов и горячей воды.
Растворы электролитов — едкой щелочи или поваренной со
ли — из мерников 6 и 7 через фильтры 8 при помощи дозирую-
щих насосов 9 и 9а подаются в реакторы-смесители 5 и 5а.
Количество подаваемого раствора электролита и его концен-
трацию регулируют таким образом, чтобы в последующем мыло
разделилось:
на ядро с содержанием 60—65%’ жирных кислот и подмыль-
ный клей, содержащий 10—20% жирных кислот;
на ядро, в которое переходят все жирные кислоты, и на
подмыльный щелок.
Циркуляционные насосы 10 и 10а способствуют лучшему
перемешиванию реагирующих веществ в смесителях. Из реак-
торов 5 и 5а однородная масса мыльного подвижного клея,
содержащего заданное количество электролитов, поступает в
разделяющие центрифуги 11 и На.
Мыльное ядро, отделяющееся в центрифугах И и На, ос-
вобождается от многих темноокрашенных примесей и от части
низкомолекулярных жирных кислот, которые вследствие своей
более высокой растворимости в большей мере переходят в
подмыльный клей. Это ядро, представляющее собой основу для
получения туалетного мыла, поступает в приемники 12 и 12а,
из которых откачивается на сушку и обработку.
267
5 -
Л 1
тг
38
31
38
43
35а
6000.
6000-
>000
a
32,
®Й ЖИ
гт ^вирич^,е
г ргпдеАт
* a ;
35а
^>□1
36 31
'К-Л
=а itbfep
ЙВ
От 0еле ни в ох;та бдения, tp/jpгла-
ва ни я и уно. ловки ни/’а.
6000
{ ПоЦ-1
— план второго этажй; °
г — поперечный разрез.
ных кислот саломаса; 2 д Д
ти; 4 — для жирных кислот
__ продольный
я синтетических
животного сала^
пгп "OanrTQb^i '
разрез;
ЖНрНЫХ
7 — для
и разрезы завода д<
жиров; 16 пяс|
стическсМ сс>д.ы; !.>
1я мыла; 20 — насосы для/персф.
ложения СОЭПСТОКОВ ггьно(
'•-'’'‘тпков:
Рис. 59. Планы
15 — для смеси
твора кау< —
сосы для
для разложен.-.^ .....
. выделенных из соапстоков;
п эппапат /4; 24 -
(производства хозяйственного мыла:
! кальцинированной соды; 17 — для рас-
Фректировщики готового мыла; 19 — иа-
жироз и жирозаменителей; 21 — аппарат
ютой; 22— аппарат для промывки жиров,
ы напора для реактивов, поступающих
и соли;
^коробки. ДЛЯ кальцинированной содь.
мыла; 33 — трубчатые подогреватели для мыла; 34 — вакуум-сушилькые башни;
35 — шнековые машины Для хозяйственного мыла; 35а — шнековые машины для
повторной обработки мы.л4; 36 — роликовые аппараты для накатки рисунка; 37 —
автоматические мылорезйьные машины; 38~ — транспортеры для готовых кусков
мыла; 39 — автоматически® укладчик мыла в короба; 40 — сборный ленточный транс-
портер; 41 — автомат для Цаделки, <?м?ЙКИ 21 МЗРККРРНКИ КОПОбпй й ГОТОВЫМ МЫЛОМ;
VI
35 a
По I-1
32
.42
20
35a
L ।
6000
.L.ffr
ZU
XL
W j
6000
6000.
6000
6000-
6000
FOOD
a
59 Планы и разрезы завода ДДпроизводства хозяйственного мыла:
30
15 /б Г/
25
/ ...
19
it
ьарочное
отделение
35a
36 37
№Н-
39
отиен^ъ
36 31
«
Д 35
4
д|Й®©(ТИч
Отделение тттрдения/ рирмо-
Оания и упакоЬки пыла.
iU
первого этажа; б — план второго этаж.?; в -- продольный разрез;
г — поперечный разрез.
Резервуары: 1 — для жирных кислот саломаса; 2 - для синтетических жирных
кислот; 3 — для сплава канифоли; 4 — для жирных кис.'ЭТ животного сала; 5 — для
дистиллированных нафтеновых кислот; 6 — для расщеп, энного соапстока; 7 — для
inttniiTiv ь-игплт масла- 6 — для дистиллированных жирных кислот; 9 — для необра-
г , тли и — ддр раствора
а
Рис. ....
15 — для смеси жиров; 16 — для paci»i
гвора каустической соды; 18 — приемы я
сосы для мыла; 20—насосы для nepci ;.i
для разложения соапстоков минерально J
. выделенных из соапстоков; 23 — petty <
в аппарат 14\ 24 — коробки для раств d
25 — вытяжные трубы из котлов коррс t
nninr- ?7 —- доериик для серной кислс
f "tirii* |
кальцинированной соды; 17 — для рас-
зрректировщики готового мыла; /9 — на-
жнров и жирозаменителей; 21 — аппарат
ногой; 22— аппарат для промывки жиров,
ы напора для реактивов, поступающих
щелочи, кальцинированной соды и соли;
-вщиков; 26 — мерник для раствора ще-
s’ — жироловушка; 29 — автоматические
мыла; 33 — трубчатые подогреватели j
35 — шнековые машины (Цля хозяйстве
повторной обработки мыла; 36 — ролик
автоматические мылорезадьные машин]
мыла; 39 — автоматический укладчик мы
портер; 41 — автомат для |аделки, оклег
42 — транспортер для передачи упаков;
43 — циклоны; 44 — контрольные циклон
Мыльный клей, отделяющийся в центрифугах 11 и 11а,
собирается в приемниках 13 и 13а, откуда он вместе со свежим
мылом возвращается в реактор 5 и 5а и далее в центрифуги.
По мере накопления нежелательных примесей в мыльном
клее часть его отводится в котел 14, в котором обрабатывается
обычным методом, принятым при периодической работе. Обра-
ботанное ядро затем используют в зависимости от его качества
для выработки низших сортов туалетного мыла или для выра-
ботки хозяйственного мыла.
При разделении мыльного клея 'на ядро и подмыльный ще-
лок, последний поступает в сборник 15, из которого после осты-
вания сбрасывается через жироловушку 16 в канализацию.
При установке двух линий оборудования можно также по-
следовательно двукратно высаливать мыло, сначала на одной
линии произвести полное разделение фаз на ядро и подмыль-
ный щелок, а затем на второй линии — высолку на ядро и под-
мыльный клей.
Предлагаемая схема непрерывного косвенного метода варки
мыла обладает достаточной маневренностью и позволяет полу-
чить продукцию высокого качества.
Испытание этого метода варки мыла в производственных
условиях позволит установить все необходимые параметры
ведения процесса, а приводимые ниже расчеты помогут ори-
ентироваться при определении количества и производительно-
сти необходимого оборудования.
На рис. 61 показана схема Лаваль непрерывной варки мыла
косвенным методом из нейтральных жиров с применением сепа-
раторов.
Раствор едкой щелочи насосом-дозатором 1 подается в ре-
акционную колонну 3; щелочь поступает в нижнюю часть
колонны через центробежный смеситель 4. К этому же смеси-
телю подводится часть омыленной массы, выходящей из второй
реакционной колонны 5.
Щелочь, смешанная с омыленной массой в колонне 3, далее
направляется в смеситель 6, куда второй насос 2 подает рас-
плавленную жировую смесь. Жиры- эмульгируются и сопря-
женно растворяются в мыльно-щелочной смеси, в результате
чего достигается высокая скорость омыления.
В центробежном смесителе 6 реагирующие компоненты тща-
тельно смешиваются и смесь поступает в реакционные колон-
ны 5 и 7, в которых завершается процесс омыления.
Мыло, сваренное прямым методом, затем переходит в ряд
последовательно расположенных аппаратов и сепараторов; в
них происходит высолка и разделение мыльного клея. Центро-
бежный насос 8 подает мыльный клей в колонну 9, в которой
мыло высаливается раствором электролита, поступающим из
сепаратора 15. Из реакционной колонны 9 раствор мыла с элек-
269
268
тролитами поступает в сепаратор 10, где ядро отделяется от
подмыльного щелока, направляемого для получения глицерина.
Мыльное ядро, отделившееся в сепараторе 10, насосом 11
направляется в центробежный смеситель 12. В нем к ядру до-
бавляется раствор электролитов, который подается насосом 13.
В реакционной колонне 14 происходит вторичная высолка ядра.
В сепараторе 15 мыльный клей вторично разделяется: подмыль-
ный щелок насосом 16 направляется на первую высолку в сме-
Рис. 61. Схема непрерывного косвенного метода
варки мыла из нейтральных жиров системы
Лаваль.
ситель 8, а мыльное ядро — в следующую систему для шлифо-
вания. При этом насос 17 подает ядро в центробежный смеси-
тель 18, в который одновременно насос 19 подает раствор элек-
тролитов. Смесь поступает в реакционную колонну 20 и далее
в сепаратор 21 для разделения на ядро и подмыльный клей. На-
270
сосом 22 подмыльный клей возвращается в цикл или частично
выводится из системы.
Ядро, отделившееся на сепараторе 21, направляется на
дальнейшую обработку или поступает в центробежный смеси-
тель 23, где в него насосом 24 вводят некоторые добавочные
компоненты, например антиокислители, пережиривающие и
другие вещества. Из колонки 25 выходит готовая мыльная
основа.
СХЕМА СУШКИ И ОБРАБОТКИ ТУАЛЕТНОГО МЫЛА
Для охлаждения, сушки, механической обработки и упаков-
ки туалетного мыла на современных заводах применяют
оборудование непрерывного действия, собранное в линии с ав-
томатическим управлением. Схема такой линии, принятая для
внедрения на наших заводах, показана на рис. 62.
Подготовленная основа туалетного мыла, находящаяся в
мылосборнике 1, проходит через фильтр 2 и затем насосом 3
подается в подогреватель 4, в котором мыло подогревается
глухим паром до 120—140° С. Из подогревателя горячее мыло
поступает в вакуум-сушильную башню 5. Здесь оно охла-
ждается и подсушивается. Полученная мыльная стружка
через распределительный рукав 6 поступает в двойной шнек-
пресс 7, присоединенный к вакуумной системе. В этом шнек-
прессе производится первая механическая обработка и уплот-
нение мыльной стружки. При продавливании через решетку
мыло по выходе из шнекпресса вытягивается в жгутики и раз-
резается на мелкие цилиндрики диаметром 7 мм и длиной
50—60 мм, называемые мыльной вермишелью, которую норией 8
передают в промежуточные бункера 9. Из бункеров или непо-
средственно из шнекпресса мыльная масса направляется в
шнековую месильную машину 10, в которой к мыльной верми-
шели из бачка с мешалкой, насосом (на рисунке не показан)
добавляются красители, отдушки и другие ингредиенты, преду-
смотренные рецептурой.
Мыло в смеси с добавками ленточным транспортером 13 пе-
редается для пилирования в дуплекс-пелотезу 14, в которой
завершается процесс его механической обработки.
Спрессованное в форме бесконечного бруска мыло, выхо-
дящее из мундштука дуплекс-пелотезы, при помощи мылорезаль-
ной машины 15 разрезается на куски, которые поступают на сет-
чатый конвейер 16. Здесь мыло интенсивно обдувается горячим
воздухом, несколько подсушивается и подводится к штамппрес-
су/7, который выпрессовывает на нем оттиск установленного
образца.
Отштампованные куски мыла поступают в мылооберточные
автоматы 18, если мыло выпускается в завертке, или к авто-
271
Рис. 62. Схема сушки, обработки и упаковки туалетного мыла.
272
мату 19, штабелирующему мыло по 20—40 кусков и передаю-
щему его на автомат 20, который заворачивает мыло в пакеты
или укладывает его в картонные коробки. Автомат 21 оклеи-
вает пакеты или коробки бандеролью и по транспортеру 22 пе-
редает их в склад готовой продукции.
Водяной пар, отходящий из вакуум-сушильной башни, про-
пускается через два циклона 23 и 24, в которых оседает мыль-
ная пыль, и далее направляется в барометрический конденса-
тор 25. Вакуум-насос 26 поддерживает в системе остаточное
давление 15—25 мм рт. ст. Холодная вода поступает в конден-
сатор из коробки 11, отработанная вода сбрасывается в кана-
лизацию через барометрическую коробку 12.
Все шнекпрессы в этой линии работают под вакуумом. Бла-
годаря этому исключается вработка воздуха в мыло. Кроме
того, оно теряет дополнительно некоторое количество влаги.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Расчеты расхода сырья и материалов на производство туа-
летного мыла ведутся на примере цеха мощностью 20 тыс. т
продукции в год. Для расчета суточной производительности
цеха, с учетом преобладания женского труда, принимается
двухсменная работа при прерывной рабочей неделе (290 рабо-
чих дня в течение года).
Суточная производительность цеха принимается 70 т, в том
числе:
мыло туалетное высшей группы с содержанием 79—80%
жирных кислот — 50%;
мыло туалетное с содержанием 74—75% жирных кис-
лот — 50%.
Из отделяемых при центрифугировании подмыльных клеев
вырабатывают 72%-ное хозяйственное мыло. Количество такого
мыла согласно приведенному ниже расчету составляет пример-
но 3,8 т в сутки, или 1100 т в год.
Примерный ассортимент вырабатываемого мыла приведен
в табл. 64.
Расход сырья и материалов рассчитывают раздельно на каж-
дый вид мыла. При этом отходы жирных кислот в подмыльных
клеях, используемых для выработки 72%-ного хозяйственного
мыла, принимают в среднем около 5% от веса жирных кислот,
д 5(100-5)
входящих в состав туалетного мыла, или о0 =------—-----=
= 4,75% от веса жирных кислот, направляемых на варку мыла.
Средние расчетные рецептуры для обеих приведенных выше
групп туалетного мыла показаны в табл. 65, а расчет средних
18 Заказ 1236 273
Таблица 64
Вид мыла Количество вырабатываемого мыла
в сутки, т в год, тыс. т
всего туалетного хозяйствен- ного 72%-ного всего туалетного ' хозяйствен- ного 72%-ного
о о я оо 74%-ного о о я QO 74 % -ного
Вся выработка В том числе 70 г, 35 3,8 20 10 10 1,1
мыло открытое . . . 35 14 21 3,8 10 4 6 1,1
мыло в обертке . . Вес куска мыла, г 35 21 14 — 10 6 4 —
250 — — —. 3,8 — — — 1,1
100 67 35 32 — 19,1 10 9,1 —
50 2 — 2 — 0,6 — 0,6 —
10—20 Из общего количества 1 — 1 — 0,3 — о,з —
мыло окрашенное . . 35 14 21 — 10 4 6 —
мыло неокрашенное 35 21 14 3,8 10 6 4 1,1
молекулярных масс жировой смеси [по уравнению (III—5а)]
приведен в табл. 66.
Таблица 65
Жирные кислоты Расход по рецептуре мыла туалетного
80%-ного 74%-ного
% кг)т KZjtn
Животного сала 60 507. 40 313
Хлопкового саломаса 20 169 20 156
Синтетические
фракция Сю—С16 20 169 25 195
фракция С17—С20 — — 15 117
Всего загружается на
варку 100 Ж80 - 845 100 Ж74 = 781
Отходы в подмыльный клей . . 4,75 40 4,75 37
Потери в производстве .... 0,6 5 0,6 4
Из иих
при варке мыла 0,25 2 0,25 2
при обработке мыла . . . 0,35 3 0,35 2
Расход на производство 1 т
мыла 95,25 Ж 80 ~ ЬОЬ 95,25 Ж74 = 740
Титр жировой смеси туалетного мыла находят как средне-
взвешенный из титров компонентов:
274
Таблица 66
Расчет средней молекулярной массы для 100 кг жировой смеси
туалетного мыла
Жирные кислоты Молеку- лярная масса ком- понента лтж Расход компонента (в кг) на производ- ство мыла g Число молей компонента, в жировой смеси мыла. лтж
80%-ного 74%-ного 80 %-ного 74%-ного
Животного сала . . 274 60 40 60 — = 0,219 274 40 — = 0,146 274
Хлопкового саломаса Синтетические фракция С10—С16 278 220 20 20 20 25 20 = 0,072 278 20 — = 0,091 220 20 = 0,072 278 25 — = 0,114 220
фракция С17—С2о 284 — 15 15 — = 0,053 284
Всего . . . Средняя молекулярная масса (вес) смеси жирных кислот . . y-g In Ze Мср=Тп 100 100 0,382 100 0,385 100
— 0,382 _ — 260 0,385
а) для 80 %-ного мыла титр будет
, __ *ж • аж + tcac + /К1«кх _ 44 • 60 + 40-20+ 28-20 __ . 0 „.
см8° ~ 100 100 ' — ’
б) соответственно для 74%-ного мыла
, ^жаж + ^сас+ +,+, +^к2ак2 __
см74 -
_ 44 • 40 + 40 20 + 28 • 25 + 48 • 15 _ зд g0 £
~ 100 ~ ’
где ^ж, tc, tKl и tK2—титры компонентов жировой смеси — жир-
ных кислот сала животного ^ж = 44° С;
tc— то же, саломаса низкотитрового tc = 40° С;
tKl и' ^к2 — титры синтетических жирных кислот; для первой
фракции tKt = 28° С, для второй фракции tK, = 48° С;
аж, ас, аК1 и аКа — количество компонента в смеси, %'.
18*
275
Мыло туалетное 80 % -ное
Выход безводного мыла в процентах к массе (весу) израс-
ходованных жирных кислот согласно уравнению (Ш-2) будет
G = 262 + 23- 1 . 100 = 108 4
262
В товарном продукте, содержащем 80% жирных кислот, соб-
ственно мыла находится
М80 = 80 108+
80 100 100
Содержание влаги в этом мыле
dM = 100 — (ТИ80 + щ + С) = 100 — (86,7 + 0,3 + 0,4) = 12,6 %,
где щ — остаток в мыле щелочей, щ = 0,3%;
С — остаток в мыле соли; С = 0,4.
Теоретический расход содопродуктов (в пересчете на
100%-ную каустическую соду) на производство 80%-ного мыла
согласно уравнению (Ш-10) будет
щ Ж8О-40 = 805 ' 40 = 123,0 кг/т.
Мер 262
75%
мыле
Принимая, что карбонатному омылению подвергается
жирных кислот, и при остатке кальцинированной соды в
0,25% или 2,5 кг/т расход товарной кальцинированной соды на
омыление согласно уравнению (Ш-14) будет/
__ (123,0 • 0,75 1,33 + 2,5)/01 = 13 4
80п 0,97
Количество раствора концентрацией 320 кг/м? будет
п 130,4 • 0 97 1274 _пп
РКа. =---------------------------= 500 кг т,
80 320
где 1274 — плотность раствора кальцинированной соды дан-
ной концентрации, кг/ж3;
0,97 — содержание Na2CO3 в товарной синтетической
кальцинированной соде.
Расход товарной каустической соды на варку мыла соглас-
но уравнению (Ш-15) при остатке свободной едкой щелочи
в мыльной основе 0,05% = 0,5 кг/т будет
гтт (123-0,25 + 0,5) 1,01 „
ZZL„ = '-------!——t—2— = 34,3 кг’т.
"п 0 92
Количество раствора каустической соды концентрацией
420 кг/м? будет
D 34,3-0,92-1345 1П1
Рщ80 = -----4+Г”----==Ю1 кг/т.
276
В этом уравнении
1345 — плотность раствора каустической соды данной кон-
центрации, кг/м3-,
0,92 — содержание NaOH в товарной каустической соде.
Удельный расход содопродуктов в пересчете на каустическую
соду при производстве 80%-ного мыла согласно уравнению
(Ш-16) составит
Щ80 = 22211 + 34,3 = 132,3 кг/т.
1,33
Согласно уравнению (Ш-17) теоретический выход углекис-
лого газа при варке 80%-ного туалетного мыла составит
6со2 -8о = 123 • 0,75 • 1,33 • 0,415 = 50,9 кг/т.
За вычетом 15% потерь при получении, очистке и компри-
мировании выход углекислого газа будет
С'со2-.-8о = 50,9 • 0,85 = 43 кг/т.
Количество мыльной основы, получающейся при прямом ме-
тоде варки без учета отвода части подмыльных клеев, для пе-
реработки в 72 %-ное хозяйственное мыло
О' = Х80 (1 + 0,01) + % РЩ80 - (^со3—во + dj =
= 805 (1 -К 0,01) + 500 % Ю1 — (50,9 % 50,9) = 1312,2 кг/т,
где 0,01 — содержание влаги в жировой смеси; принимается 1%;
d\ — количество влаги, уносимой из аппарата вместе с уг-
лекислым газом; принимают dx = 100% от количест-
ва образующегося углекислого газа, или dx =
= 50,9 кг/т.
Концентрация жирных кислот в мыльной основе при прямом
методе варки
= Ж8О-100 = Ж-100 =614%
1 О' 1312,2
Для дальнейших расчетов принимается Жо, —61%'.
Количество мыльной основы концентрацией Жо, =61%, ко-
торое должно быть сварено прямым методом для получения
1 т 80%-ного туалетного мыла с учетом отхода некоторого ко-
личества жирных кислот с подмыльными клеями будет
л/ Х80-1°° 845-100 190_
О" = ——-------=---------= 1385 кг/т.
Ж0, 61
Принимается, что перед центрифугированием к мыльной
основе добавляют 15% раствора электролитов или по массе
(весу)
q О" - 15 1385 -15 опо , ,
J =-------=---------= 208 кг т.
100 100
277
Количество мыла, разбавленного электролитами, направляе-
мого на центрифугирование:
М = О" + Э = 1385 + 208 = 1593 кгЦп.
Концентрация жирных кислот в растворе мыла с электроли-
тами
= 53%.
Ж80 100 _ 845 • 100
М ~~ 1593
Для расчета выходов ядровой и клеевой фаз при центрифу-
гировании принимают следующие данные (в долях):
Количество мыльного раствора, переходящего в ядро-
вую фазу при однократном центрифугировании . . шя= 0,6
То же, в подмыльные клея...........................ткл=0,4
Концентрация жирных кислот в ядровой фазе . . . Жо—0,62
Количество подмыльных клеев, возвращаемых на
повторное центрифугирование..................... Кц=0,65
То же, отводимое для переработки на 72%-ное хо-
зяйственное мыло.................................. Кл=0,35
Распределение мыла на ядровую и клеевую фазы в процессе
центрифугирования находят из следующих расчетов.
Количество ядровой фазы
Е'(ИЯ = Мтл + МтятклКа + Мтя (тклКц)2 .... (Ш-42)
Количество клеевой фазы
S'7HKJI = Мткл + Л4тклтклКц + Л4ткл (тклКц)2.... (Ш-43)
Количество клеевой фазы, отводимой для переработки на
72%-ное хозяйственное мыло:
Е'Л4Ко= МКлткл + МКлтяятклК^ + МКлпгкя (т^К^2 .... (Ш-44)
Количество клеевой фазы, возвращаемой на повторное цен-
трифугирование:
Е'Л1К.Ц = МКцткя + Л4КцтклКц + Л4ткл (тклКц)2.... (Ш-45)
Пользуясь известными математическими методами, получен-
ные геометрические ряды могут быть преобразованы в следую-
щие уравнения:
= Мт„-----!----= 1593 • 0,6-------!-----= 1292 кг’
я я 1- тклКц 1-0,4-0,65
(ш-46:
= Мткл------!----= 1593 • 0,4----1-------- = 860 кг;
I 1-тклКц 1-0,4-0,65
(Ш-47)
Ш.;0=Л4Клтк,-----!----= 1593 • 0,35 • 0,4--!—-— = 301 кг;
л " |-«,:лКц Т 1-0,4-0,65
(Ш-48)
278
1
ц=Л4Кцтк,-----j---= 1593 • 0,65 • 0,4---------= 559 кг.
ц 1 —/ПклКц 1 — 0,4-0,65
(Ш-49)
При концентрации жирных кислот в ядровой фазе согласно
условию Жо = 62% количество жирных кислот, переходящих
в ядро, будет
Жядро = = 801 кг.
ядро 100 100
Истинное содержание жирных кислот в ядровой фазе долж-
но быть 62,2%, и в этом случае в нее перейдет жирных кислот
1292 • 62 2
----—0 ’— = 803 кг, что соответствует расчету.
Концентрация жирных кислот в подмыльных клеях, отво-
димых для переработки на 72%-ное мыло, составит
(Ж80 —Жядро)Ю0 ' (845 — 801) 100 ..Сп/
/Ко, =------—-------— = 2----~------= 14>6 % •
SMK0 ' 301
На рис. 63 приведен баланс продуктов центрифугирования
основы туалетного мыла.
208 кг
Мыльное ядро
на производ-
ство туалет
лого мыла
1292кг
Раствор мыла и
электролитов на
центрифугирование
2152кг
Раствор I Мызная
электролитов | основа
1385кг
Подмыльный
клей на пов-
торное центра-
тругиробание
559кг
Подмыльный клей
на переработку
301 кл
Рис. 63. Продуктовый ба-
ланс центрифугирования
мыльного раствора.
Мыло туалетное 74 % -ное
Для расчета расхода сырья и щелочей, а также выходов
готовой продукции и полуфабрикатов пользуются теми же ме-
тодами расчета, что и для 80%-ного туалетного мыла. Эти рас-
четы сведены в табл. 67 (в кг на 1000 кг 74%-ного мыла).
279
Таблица 67
Показатели
Расчетное значение показателя
Выход безводного мыла в % к весу
жирных кислот со средней молекуляр-
ной массой /Иср = 260 [по уравнению
(Ш-2)]
Содержание собственно мыла в то-
варном продукте, содержащем 74%
жирных кислот, %
Содержание влаги в товарном мыле
(за вычетом содержащихся в мыле сво-
бодной щелочи 0,3% И соли 0,4%), %
Теоретический расход содопродук-
тов согласно уравнению (II1-10), кг
Расход товарной кальцинированной
соды согласно уравнению (Ш-14) (при
глубине карбонатного омыления 75%),
кг
Количество раствора концентрацией
320 кг/м3, кг
260 + 23 — 1
<3М =---Ъд------= Ю8,5
М74 =
260
74 • 108,5
---ПУ -80 3
100
d7.i = 100 —(80,3 4- 0,3 + 0,4) = 19
К?4 =
Р,
744 • 40
Щи =-----------=114,5
4 260
(114,5-0,75-1,33 + 2,5) 1,01
0,97
= 121,3
121,3 • 0,97 • 1274
------------------ = 468
Расход товарной каустической соды
согласно уравнению (II1-15), кг
Количество раствора каустичес-
кой соды концентрацией 420 кг/м3, кг
Удельный расход содопродуктов в
пересчете на каустическую соду при
варке 74 % -ного мыла согласно урав-
нению (111-16), кг
Выход углекислого газа:
а) теоретический, кг
б) за вычетом 1 % потерь, кг
Количество мыльной основы при
прямом методе варки мыла (без учета
отвода части подмыльных клеев на пе-
реработку в 72 %-ное мыло), кг
Концентрация жирных кислот в
мыльной основе при прямом методе
варки, %
280
320
(1274 — плотность раствора соды,
кг/м3)
(114,5-025+0,5) 1,01
Щц —
Л
Щ-1У
0,92
32 • 0,92 • 1345
= 32,0
= 94
420
121,3
---— + 32 = 123
1,33
Gc02_74 = 114,5-0,75-1,33-0,415 =
= 47 2
Gco.-74 = 47 • 0,85 = 40
Ох = 744 (1 + 0,01) +468+94—(47+
+47) = 1220
Принято, что в жирных кислотах,
поступающих на варку мыла, содер-
жится 1 % влаги. Количество влаги,
удаляющейся из аппарата вместе с уг-
лекислым газом, 100% от массы (веса)
последнего
744 100
1220
= 61,0
Продолжение табл. 67
П оказатели
Расчетное значение показателя
Количество мыльной основы концен-
трацией ЖО1 =61,0%, которое долж-
но быть сварено для получения 1 т
74%-ного мыла с учетом отхода неко-
торого количества раствора с под-
мыльными клеями, кг
Количество раствора электролитов,
добавляемого в мыльную основу, 15%
от ее массы (веса), кг
Количество мыла, разбавленного
электролитами, кг
Концентрация жирных кислот в раст-
воре мыла с электролитами, %
Ж'14 ЮО
Ж„.
781-100
61,0
= 1280
Эх = 1280-0,15 = 192
М' = О2 + Э = 1280 + 192 = 1472
Ж
781-100
1472
= 53,0
Принимая условия центрифугирования мыла те же, что и при выработке
80%-ного туалетного мыла, находят:
ifl
Количество мыльного клея, отводи-
мого для переработки в 72%-ное хозяй-
ственное мыло по уравнению (III-48),
кг
Количество раствора, переходящего
в ядровую фазу по уравнению
(Ш-46), кг
Количество жирных кислот, перехо"
дящих в ядровую фазу при концен"
грации Жа = 62%, кг
Количество ядровой фазы концен-
трацией Жо = 62,2% для выработки
1 т 74%-ного туалетного мыла, кг
Количество клеевой фазы, возвра-
щаемой на повторное центрифугиро-
вание по уравнению (II1-49), кг
Концентрация жирных кислот в под-
мыльных клеях, отводимых на пере-
работку в 72%-ное мыло, %
М,'л = 1472-0,35-0,4
= 278
м'я = 1472-0,6
1
1-0,4-0,65
-----------=1194
1-0,4-0,65
1194-62
=-----------= 740
ядр° 100
По условию количество жирных
кислот, переходящих в ядровую фазу,
должно составлять 742 кг (включая
2 кг потерь). Расчетные данные весь-
ма приближаются к заданным. Истин-
ная концентрация жирных кислот в
ядровой фазе должна быть 62,2%
742-100
62
, 1
SMK= 1472-0,65-0,4 —
к-ч 1-0,4-0,65
= 536 -
, ж;4-кдро-юо
Жо =-----------7^-----=
3 'Икл
_ (781-746) 100
1
f‘1
I
281
Мыло хозяйственное 72%-ное
Это мыло вырабатывают из подмыльных клеев, отделяю-
щихся в центрифуге. С некоторой степенью приближения, до-
статочной для практических целей, можно принять, что жирно-
кислотный состав мыла, находящегося в подмыльных клеях.
его титр и средняя молекулярная масса не отличаются от соот-
ветствующих показателей сваренного туалетного мыла 80%-ного
и 74%-ного.
Пользуясь приведенными выше методами, находят среднюю
молекулярную массу смеси жирных кислот, получаемой из обо-
их подмыльных клеев.
Средняя молекулярная масса смеси жирных кислот 80%-не-
го мыла М' = 262, количество этих кислот в подмыльном
клее согласно табл. 65 составляет 40 кг, или в мольных долях
п, = — = 0,153.
262
Средняя молекулярная масса смеси жирных кислот
74%-ного мыла 7И''р = 260; количество этих кислот в подмыль-
ном клее согласно табл. 65 составляет 37 кг, или в мольных
37
долях п2 = —
260
кислот мыла,
= 0,142. Средняя молекулярная масса жирных
получаемого из подмыльных клеев:
40 + 37 ..= 261.-
0,153 + 0,142
ЯР =
мыла
м8о 40 + См74 37 40 . 40 + 39 8 37 __4qoC
40 + 37
77
Титр этого
t = —
см72
Расход жирных кислот на варку 72%-ного мыла, принимая
0,5% потерь в производстве, будет
1000 • 72 • 1,005
Ж-., =-----------------= 724 кгпг.
12 100
Количество 72%-ного мыла, которое можно выработать из
подмыльных клеев, находят из уравнения
= +Ж,Л.В. = (8.5-35 + 781.35)4.75 _ m .
ЮОЖтз 100 • 724
От каждой тонны 80%-ного мыла отводится в подмыльные
клея 40 кг жирных кислот; то же, от 74%-ного мыла — 37 кг.
Принимая условно, как указано выше, что жирнокислотный
состав в ядровой фазе и в подмыльных клеях одинаковый,
282
можно найти состав жирных кислот, относимый на 72 %-ное хо-
зяйственное мыло (табл. 68).
Таблица 68
Жириые кислоты Количество (в кг), поступаю- щее с подмыльными клеями от выработки мыла Всего
80 %-кого 74°0-ного кг % кг^т
40-60 37-40
Животного сала = 24 = 14,8 38,8 50 362
100 100
40-20 37-20
Хлопкового масла = 8 -=7,4 15,4 20 145
100 100
Синтетические жирные кис-
ЛОТЫ
40-20 37-25
фракция Сю—Си . . . = 8 = 9,3 17,3 23 166
100 100
фракция С17—С20 • • • — 37-15 „ „ — 5,5 100 5,5 7 51
Всего . . . . 40 37 77 100 ' 724
Теоретический расход содопродуктов на варку 72%-ного
мыла согласно уравнению (Ш-10)
1П 724-40 ...
/ц-.> =--------= 111 кг.
261
Расход кальцинированной соды согласно уравнению (Ш-14)
„ (111 • 0,75 • 1,33 + 2,5)1,01 1,0
д72 = —----------------------=118 кг.
0,97
Расход каустической соды определяют по уравнению (Ш-15)
; = (iii-o+s + o+H+L = 31
0,92
Расход каустической соды увеличивается за счет потерь
в подмыльном щелоке. Принимается для расчета этих потерь:
1) двукратная высолка мыла в котле;
2) количество подмыльного щелока 50% от массы (веса)
жирных кислот;
3) концентрация едкого натра в подмыльном щелоке 0,5%.
Потери щелочи в подмыльных щелоках
724 - 50 2 0,5 _ 3 g
100 100 • 0,92 ~ ’
кг/т.
283
Удельный расход содопродуктов в пересчете на каустиче-
скую соду на варку 72%-ного мыла
Щ-= 31 + 3,9 + — = 123,6 кг/т.
1,33
При выработке 72%-ного мыла выход углекислого газа за
вычетом 15% потерь составляет:
GCo2_72 = 111 • 0,75 • 1,33 • 0,415 • 0,85 = 39 кг/т.
Удельный расход отдушек, красителей, белил, а также нор-
мы потребления бумаги и других упаковочных материалов при
производстве туалетного мыла зависят от его вида и группы.
В табл. 69 приведены примерные нормы расхода этих мате-
риалов, применяемые на московской фабрике «Свобода». Кро-
ме того, при выработке некоторых специальных мыл в их состав
вводят добавки (ланолин, спермацет, борную кислоту, сульсен,
тимол и др.) в соответствии с рецептурами.
Таблица 69
Добавки и бумага Норма расхода, кг]т Примечание
от — до средняя
Отдушки Белила титановые или цинковые Красители 5 — 15 2—6 0,025—0,27 10 4 0,08 Для окрашенных
Бумага писчая для приготовления эти- кеток 22 сортов мыла Для закрытых
писчая для бандеролей . . . Подпергамент для завертки мыла 4. 3,6—4,2 5 4 сортов мыла Для закрытых
для прокладки между рядами . 3,6—6 5 сортов мыла Для открытых
Оберточная для упаковки туалет- ного мыла в пачки Удельный расход всех видов бума- ги на выработку мыла открытого закрытого Клей на выработку закрытого мыла 14—16 15 25 41 0,160 сортов мыла
Расход сырья и материалов на производство 20 тыс. т туа-
летного мыла-и 1,1 тыс. т 72%-ного мыла приведен в табл. 70.
284
Таблица 7Q
Расход на производство мыла Общий расход сырья и материалов
80 % -ного 74%-ного 72%-ного
Сырье и материалы «и ьг са д «и 2 fO «3 g г
S S .
- * -г в * тг 2 к -
са с5 ую £ ООО О о Ж Ct О 1—,
W и со — а со ffi СО а са Л
Жиры и жирозамени-
тели В том числе жирные кислоты 805 28,2 744 26,0 724 2,7 56,9 1423 16,5
животного сала . . 483 16,9 298 10,4 362 1,4 28,7 718 8,3
саломаса •Синтетические жирные кислоты 161 5,65 149 5,2 145 0,5 11,35 284 3,3
фракция С10—С18 161 5,65 186 6,5 160 0,6 12 75 319 3,7
фракция С17—С20 — — 111 3,9 57 0,2 4,1 102 1,2
Содопродукты .... В том числе сода: 164,7 5,76 153,3 5,3 149 0,57 11,63 291 3,37
каустическая . . . 34,3 1,2 32 1,1 31 0,12 2,42 60 0,7
кальцинированная 130,4 4,56 121,3 4,2 118 0,45 9,21 230 2,67
Отдушки 12 0,42 10 0,35 — — 0,77 19 0,22
Белила 6 0,21 4 0,14 — — 0 35 8,8 0,1
Красители 0,04 0,0014 0,06 0,0021 — — 0,0035 0,09 0,01
Бумага 47 1,16 47 1,01 — — 2,18 54,3 620
В том числе писчая:
на открытые мыла 5 0,07 5 0,11 — — 0 18 4,5 0,050
на закрытые мыла 27 0,57 27 0,38 — — 0,95 23,8 0,270
оберточная .... 15 0,52 15 0,52 — — 1,05 26,0 0,300
Подпергамент
на открытые мыла 5 0,07 5 0,11 — — 0,18 4,5 0,05
на закрытые мыла 4 0,08 4 0,06 —. — 0,14 3,5 0,04
Клей — — — — — — 0,003 0,08 0,9
Примечание. Принято, что 72 % -ное хозяйственное мыло
ые короба без упаковки в пачки.
укладывают в картон-
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Оборудование для варки туалетного мыла
В варочном отделении вырабатывается две группы мыла по
разным рецептурам. Соответственно должно быть предусмотре-
но две группы параллельно работающего варочного оборудо-
вания.
285
Для выработки в сутки G8o = 35 т 80%-ного мыла необхо-
димо сварить мыльную основу концентрацией Жо1.= 61°/о
в количестве
Со90 =
цеха в
G8qO" =
1000
течение
35 • 1385 ло _
---------= 48,5 т.
1000
Z = 14 ч
При работе
водительность оборудования для варки
gO8o = 48,5 :14 = 3,5
Для выработки в сутки G74 = 35 т
мыла необходимо сварить мыльную
жирных кислот Ж'О) = 61,0% в количестве
G74O2 35-1280 о о ,
— —-------- = 3,2 пг/ч.
Z 1000 14 • 1000
В этих уравнениях
О" и О2 — количество мыльной основы, расходуемой на вы-
работку товарного мыла (с учетом отхода части
жирных кислот в подмыльные клея);
Z — длительность работы варочной аппаратуры в те-
чение суток.
Типовая варочная аппаратура, выпускаемая нашими завода-
ми, например аппараты ТНБ-2, имеет производительность -до
7 т/ч, что в два раза превышает расчетную. Впредь до разра-
ботки варочной аппаратуры непрерывного действия меньшей
производительности устанавливаются два аппарата ТНБ-2, ко-
торые будут работать с неполной загрузкой.
Центрифуги предназначены для разделения
с электролитами на две фазы — мыльное ядро,
на выработку туалетного мыла, и подмыльный
щаемый на повторную обработку.
Для разделения мыла на фазы, по литературным данным
[30], можно использовать обычные центрифуги масложировой
промышленности. Шведская фирма «Лаваль» предлагает для
этой цели специальные типы сепараторов.
Производительность центрифуг:
а) при выработке 80%-ного туалетного мыла
_ -О» «... _ 35 . ГОЮ . 2152 _ моо
Zp 14 900
б) при выработке 74 %-ного мыла
_ . 1000 . _ 35.1000.2008 _
2 Zp 14 - 900
в сутки часовая произ-
мыла должна быть
пг/ч.
74 %-ного туалетного
основу концентрацией
go7i —
раствора мыла
направляемое
клей, возвра-
где Мэ.ц—количество раствора мыла с электролитами, направ-
ляемого в центрифуги, М + 2Л4к.ц = 1593 + 559 = 2152 кг;
286
Кц = М' + 2Мк.ц = 1472 + 536 = 2008 кг;
р — плотность этого раствора; с некоторым запасом принята
р = 900 кг!м3.
Для данной производительности необходимо установить цен-
трифуги (сепараторы) пропускной способностью по 3000 л/ч. На
каждую группу вырабатываемого мыла следует установить по
три центрифуги, из которых две будут постоянно находиться
в работе и одна в разборке и чистке и резерве.
Реакторы-смесители служат для смешивания сваренной
мыльной основы с электролитами перед направлением ее в цен-
трифуги. Их рассчитывают исходя из времени пребывания смеси
в реакторе в течение т = 0,5 ч.
Емкость реактора-смесителя при варке 80%-ного мыла опре-
деляется следующим уравнением:
,,, °80Мэ.цт 35-2152-0 5 о „ ..
V =---------=-----------1— = 3,0 мл.
Zp 14 - 900
При выработке туалетного мыла с содержанием 74% жирных
кислот
= J5l200L^£ = 28 mS
Zp 14-900 ’
Принимаются к установке реакторы-смесители полной ем-
костью по 3,5 ж3. Размеры (в м): D = 1,5, Н = 2,0, Нк = 0,5. На
каждую линию устанавливают по одному реактору-смесителю.
Приемники. В схеме для непрерывной варки мыла предусма-
триваются следующие резервуары (приемники) для приемки:
мыла, сваренного прямым методом в аппаратах ТНБ-2 (или
в других аппаратах непрерывного действия);
мыльного ядра после центрифугирования;
подмыльного клея после центрифугирования.
Приемники рассчитывают на часовой запас емкости, исходя
из условий выработки только 80%-ного туалетного мыла.
Расчетная емкость приемников:
а) для приемки сваренного мыла
Zp 14 • 900
б) для приемки мыльного ядра
и „ = _3,6 А
р Z-900 14 • 900
в) для приемки подмыльных клеев с центрифуг
у ____ _ 35 860 _22 ^3
КЛ ~ Zp' ~ 14 • 950 ~ ’
Принимаются к установке приемники полной емкостью по
5,2 м3. Размеры (в м): D = 1,8; Я = 2; Як = 0,5.
287'
Всего в цехе устанавливают девять таких приемников, по
три на каждую линию, и три резервных для перехода с одного
вида мыла на другой.
Котлы для приемки и обработки подмыльных клеев пред-
назначены для сбора и высолки подмыльных клеев, отводимых
с обеих линий, и для их переработки в 72 %-ное хозяйственное
мыло. Обработка клеев заключается в двукратной полной вы-
солке и шлифовании мыла. Для этой цели применяют обычные
варочные котлы, используемые в схеме периодической варки
мыла.
Котел представляет собой цилиндрический вертикальный ап-
парат с коническим дном и шатровой крышкой, имеющей в цен-
тре вытяжную трубу с дефлектором для усиления тяги.
Для подачи растворов щелочи и соли имеются кольцевые
змеевики, расположенные под крышкой котла. По днищу уло-
жены барботеры для острого пара.
Как указано выше, при заданной производительности цеха
70 т туалетного мыла в сутки из отходов получается 3,8 т хозяй-
ственного мыла. Для удобства работы принимают, что из под-
мыльных клеев готовят одну варку хозяйственного мыла в тече-
ние двух суток. Режим работы котла слагается из следующих
операций.
„ Продолжи-
Операция тельность, ч
Заполнение............................. 48,0
Первая высолка ......................... 0,5
Отстаивание ............................ 2,0
Спуск подмыльного щелока............... 0,5
Разварка и вторая высолка.............. 1,0
Отстаивание ............................ 1,5
Спуск второго подмыльного щелока . . 0,5
Шлифование мыла......................... 1,0
Отстаивание ........................... 16,0
Откачка ядра............................ 1,0
Всего .... 72
Котел делает один оборот за трое суток. С учетом того, что
котел обрабатывает подмыльные клеи, получаемые в течение
двух суток, необходимо установить два котла.
Рабочая емкость котла для приемки и обработки подмыль-
ных клеев
у ___ G8qSMK02 __ 35 301 2 _22 цз
к'к 1000 — 1000 ~ '
Принимаются к установке варочные котлы полной емкостью
по 25 м3. Размеры (в м): D = 3, Н = 3,2, Нк = 1,2.
Мылосборники. Численность рабочего персонала в отделении
обработки и упаковки туалетного мыла во много раз превышает
количество рабочих, занятых в варочном отделении. В целях
288
обеспечения полного использования рабочего персонала отделе-
ния обработки мыла независимо от работы варочного отделения,
даже в условиях непрерывного процесса варки мыла, мылосбор-
ники желательно устанавливать на рабочую емкость, обеспечи-
вающую работу в течение полной смены.
Количество мыльного ядра, перерабатываемого за смену при
выработке 80%-ного туалетного мыла, составляет
%,%Л4,-,7 = 35 • 1292 7
(JgQZj/Hq ( йу * IZyZ • /
~ Z-1000 ~ 14-1000 ~
Полная емкость мылосборников должна быть при коэффи-
циенте заполнения <р = 0,9 и плотности мыла р = 900 кг!м'л
По нормалям Гипрожира принимаются к установке мыло-
сборники полной емкостью по 15 ж3, размерами (в .и): D = 2,7;
Н = 2,5; Нк = 0,5 м.
На каждую линию устанавливают по два мылосборника,
а всего в цехе шесть мылосборников.
Расчет полной мощности оборудования для варки мыла
Приведенные расчеты количества устанавливаемого оборудо-
вания и его производительность приняты исходя из двухсменной
работы при прерывной рабочей неделе.
При переводе варочного цеха на круглосуточную работу (20 ч
в сутки машинного времени) с загрузкой аппаратов ТНБ-2 на
среднюю производительность 4 т1ч мыла варочное отделение мо-
жет сварить в течение суток основу в количестве
О = 4.2 • 20 = 160 т/сутки.
Этого количества основы достаточно, чтобы выработать туа-
летное мыло в принятом выше соотношении (50% мыла с содер-
жанием 80% жирных кислот и 50% мыла с содержанием 74%
жирных кислот) в количестве:
В этом уравнении 0,9525 — коэффициент, учитывающий от-
ход 4,75% мыла в подмыльные клеи при центрифугировании.
Кроме того, выработка 72%-ного хозяйственного мыла в ко-
личестве 4,75%, или по массе
GcVTKII = 160 ' 61 ' 4,7~ =6,5 т в сутки.
у 72 -100
19 Заказ 1236
'289
Годовая мощность варочного отделения при 290 рабочих
днях в году
6'гог = (133 + 6,5) 290 = 40000 т.
Технико-экономические показатели
непрерывного метода варки туалетного мыла
Схема непрерывной варки основы туалетного мыла косвен-
ным методом обладает рядом преимуществ по сравнению с пе-
риодическим методом. Длительность процесса сокращается
с 40—50 до 4—5 ч (с учетом выдержки в промежуточных прием-
никах). Как показывают данные, приведенные в табл. 71, масса
(вес) устанавливаемого оборудования сокращается примерно
вдвое, а емкость его — почти в 3 раза. Соответственно умень-
шаются потребные площади и кубатура производственных зда-
ний (для сравнения принято, что оба цеха работают по кругло-
суточному графику). Расход электроэнергии увеличивается
примерно на 10 квт-ч на 1 т мыла за счет установки в цехе
дополнительно 30 электродвигателей общей мощностью 110 кет.
Сокращается численность обслуживающего персонала и созда-
ются более благоприятные условия для работающих.
Приведенные соображения свидетельствуют о целесообразно-
сти перевода на непрерывную схему производства не только
варки хозяйственного мыла, но и варки основы для туалетного*
мыла.
Оборудование для сушки, охлаждения
и обработки туалетного мыла
Производительность типовой линии для производства туалет-
ного мыла составляет 2 т в час. При этом до бункера эта произ-
водительность обеспечивается одной группой машин. За бунке-
ром, начиная от смесительной машины, линия раздваивается
и дальнейшая обработка осуществляется на двух параллельных
группах машин, производительностью по 1 т/ч каждая. Это по-
зволяет одновременно на одной линии вырабатывать два вида
мыла, отличающихся между собой отдушкой, окраской и соста-
вом добавочных ингредиентов, а также формой и размером кус-
ка мыла и его отделкой.
Для обеспечения заданной производительности цеха требу-
ется следующее количество линий:
70-1-3,8 о с о
и = —- - = 2,6 = 3 линии.
2 • 14
Устанавливаемое количество линий позволяет одновременно
вырабатывать шесть разных видов мыла.
290
Примерная масса (вес) основного технологического оборудо-
вания для варки основы туалетного мыла
Таблица 71
Оборудование (аппараты) Количе- ство единив. Масса (вес) аппара- туры, т Емкость аппарату- ры, м3
единицы о бщая единицы общая
Пе; Варочные котлы периодичес- кого действия емкостью по 50 м3 шодически 16 й метод в 7 арки 112 50 800
Мылосборники с паровыми рубашками 6 5 30 31 186
Вспомогательное оборудова- ние (мерники для раство- ров щелочи, кальциниро- ванной соды, соли, горя- чей воды, приемники для подмыльных щелоков и др-) 15 0,8 12 4 60
Всего . . , . 37 — 154 — 1046
Не Аппараты ТНБ-2 прерывный 2 метод ва 11,9 рки 23,8 10 20
Мешалки для жиров . . . 4 1,0 4 18 72
Мешалки для раствора соды кальцинированной . . . 2 1,5 3 18 36
каустической 4 0,95 3,8 9 36
Приемники для сваренного мыла, мыльного ядра и подмыльного клея .... 9 0,8 7,2 5,2 47
Реакторы-смесители .... 2 0,5 1 3,5 7
Котлы варочные для мыла хозяйственного 2 5 10 25 50
Мылосборники 6 2 12 15 90
Насосы-дозаторы 4 1 4 — ' —
Сепараторы 6 о,3 1,8 — —
Вспомогательное оборудова- ние (подогреватели, при- емники подмыльного ще- лока, мерники И др.) . . 15 0,4 6,0 2 30
Всего . . . . 56 — 76,6 — 388
Примерный график загрузки оборудования цеха туалетного
мыла приведен в табл. 72.
Таким образом, первая линия оборудования получается спе-
циализированной на выработку 80%-ного мыла, вторая—на
19* 291
Таблица 72
1 Линия установленного оборудования Рабочая смена
первая вторая
Первая
а) Первая группа обо- рудования Мыло высшей группы 80%-ное в обертке раз- веской по 100 г Мыло высшей группы 80%-ное в обертке раз- веской по 100 г
б) Вторая группа обо- рудования Мыло высшей группы 80%-ное в обертке раз- веской по 100 г Мыло высшей группы 80%-ное открытое развес- кой по 100 г
Вторая
а) Первая группа обо- рудования Мыло 74 %-ное в оберт- ке развеской по 100 г Мыло 74%-ное в оберт- ке развеской по 100 г
б) Вторая группа обо- рудования Мыло 74%-ное откры- тое развеской по 100 г Мыло 74%-ное откры- тое развеской по 100 г
Третья Мыло 74 %-ное развес- кой по 100 г или 72%-ное хозяйственное
а) Первая группа обо- рудования Мыло первой группы 74%-ное открытое развес- кой по 50,20 и 10 г
б) Вторая группа обо- рудования Резервная Мыло 80%-ное развес- кой по 100 г открытое
выработку 74%-ного мыла и третья — на выработку разных ви-
дов, большей частью мелких партий туалетного мыла. Впрочем,
специализация эта условна, и каждая линия может вырабаты-
вать любой вид мыла.
Удобство приведенного графика заключается также в том,
что количество переходов с одного вида мыла на другой яв-
ляется минимальным. Кроме того, наличие одной резервной
группы оборудования позволяет полностью использовать ра-
бочее время персонала при перезаправке оборудования на дру-
гой вид или сорт мыла.
Полная расчетная мощность трех линий оборудования для
сушки, охлаждения и обработки туалетного мыла при круглосу-
точной работе (20 ч в сутки) составляет в сутки
GcyTKH = 2 • 3 • 20 = 120 т/сутки, или соответственно в год
бгод = 120 • 290 = 3£ тыс. т в год.
Вакуум-сушильная башня. Конструкция и принцип работы
вакуум-сушильной башни такие же, как и описанные выше для
получения хозяйственного мыла. Отдельные детали, отличаю-
щие одну башню от другой, не меняют сущности расчетов.
При получении 80 %-ного туалетного мыла подсушивают его
в несколько этапов:
за счет испарения влаги при распыливании нагретого в по-
догревателе мыла, как это описано выше;
292
за счет дополнительного подсушивания мыла на стенках
вакуумной башни, обогреваемой горячей водой;
за счет подсушивания при прохождении через работающие
под вакуумом пелотезы и в сушильном транспортере перед
штамповкой.
Принимая, что на первом этапе концентрация мыла повы-
шается до 75% и при пилировании и обработке еще на 2%, по-
лучают, что на стенках вакуум-сушильной башни концентрацию
мыла необходимо повысить примерно на 3%.
Для расчетов принимается:
а) концентрация мыла, поступающего в вакуум-сушильную
башню (по жирным кислотам), /К,, = 62%;
б) концентрация мыла после распыления в вакуум-сушиль-
ной башне Ж?5 = 75%;
в) концентрация мыла после снятия с обогреваемых стенок
вакуум-сушильной башни Же = 78%;
г) концентрация готового мыла (после штамппресса) Жво =
= 80%.
Количество мыльной основы, поступающей в вакуум-сушиль-
ную башню согласно уравнению (Ш-20):
г 2000-80 o_Qn
О =-------- = 2580 кг ч.
62
Количество мыла концентрацией Д'75> образующегося после
распыления его в вакуум-сушильной башне и оседающего на
стенках камеры, согласно уравнению (Ш-21)
Г ОЖ0 2580-62 .
Ст, =---- =--------= 2133 кг ч.
Ж75 75
Количество влаги, испарившейся при распыливании нагрето-
го мыла, по уравнению (Ш-19)
1К75 = 2133 _ 1) = 447 кг/ч.
Количество мыла, образующегося в башне после дополни-
тельного подсушивания его, на' обогреваемых стенках башни:
G №3 = 11^75 = 2051 кг/ч.
Ж78 78
Количество влаги, которое должно быть выпарено на стен-
ках вакуум-сушильной башни:
1К-8 = 2051 (— — 1 =82 кг/ч.
\ 75 J
Количество мыла, образующегося после подсушивания мыла
до Ж8о, будет
G = 2051 78 = 200
Ж80 80
293
Количество испаряющейся при этом влаги составит
П780 = 2000 — 1 j = 51 кг'ч.
Температуру мыла на входе в вакуум-сушильную башню оп-
ределяют по тепловому балансу.
Приходтепла
Тепло, вносимое жидким мылом в башню:
Qi = (2133 + 447) 0,75/j = 1935^ ккал/ч.
Тепло плавления (кристаллизации) мыла
0.2 — 2133 • 20 = 42 700 ккал/ч.
Общий приход тепла
Приход = 42 700 + 1935^ ккал/ч.
Расход тепла
Тепло, уносимое из башни высушенным мылом, при темпе-
ратуре на выходе 35° С и его теплоемкости 0,55 ккал/(кг -град)'.
Q3 = 0,55 • 2000 • 35 = 38 500 ккал/ч.
Тепло, уносимое паром, уходящим из вакуум-сушильной
' башни при повышении концентрации мыла от 62 до 75% и теп-
лосодержании пара I = 603 ккал/кг:
= 603 • 447 = 269 500 ккал/ч.
Общий расход тепла
- Орасход = Оз + Q* = 38500 + 269500 = 308000 ккал/ч. с
Приравнивая приход и расход тепла, определяют темпера-
туру мыла на входе в вакуум-сушильную башню: 7
t _ 308 000 — 42 700 _ j ;
1 1935 ~ ’ I
Расход тепла в подогревателе для нагрева мыла от 90 до
137° С составит ’
Qn = G+<(137 —90) 1,05 = 2580-0,75(137 — 75) 1,05 =
= 126000 ккал/ч.
Расход тепла на испарение на стенках башни 1F78 = 82 кг/ч
влаги при абсолютном давлении в камере 0,02 ат и теплосодер-
жании пара I = 603 ккал/кг составляет
Q == 603 • 82 = 49 400 ккал/ч.
В качестве греющего агента во избежание пересушивания
мыла принимается горячая вода с температурой на входе в
рубашку ^в.н = 95° С и на выходе /в.к = 80° С. Средняя темпе-
294
ратура воды (Вср = 87° С. температура мыла на выходе
/2 = 35° С.
Требуемая поверхность теплопередачи в вакуум-сушильной
башне
г Q 49 400 с п 2
F =------д----=------------= 8,0 ж2,
Ч'вср-Ч 120(87-35)
где k — коэффициент теплопередачи от горячей воды к тонкой
пленке мыла принят 120 ккал! (м2 • ч•град).
Поверхность боковых
ставляет F = 9,5 м2, что
Расход горячей воды
стенок вакуум-сушильной башни со-
обеспечивает заданные условия.
составляет:
49 400 по..
(95 — 80) 1000
Паровой подогреватель предназначен для подогрева. G =
= 2580 кг мыла перед поступлением его в вакуум-сушильную
башню. Он представляет собой вертикальную трубчатку с дви-
жением мыла по трубам, а пара в межтрубном пространстве.
Принимается для нагрева насыщенный пар при избыточном
давлении 7 ат с температурой /п = 170° С.
Средняя разность температур между паром и мылом:
170°170° А^Ср = -5 ~ = 58 град.
мыло 2,3 1g -
137° ч- 75° 33
Разность 33° 95°
Коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара к
мылу, движущемуся по трубам со скоростью v = 0,1 —
0,15 м/сек, не превышает 120 ккал/(м2-ч -град).
Подставляя найденные значения, получают поверхность
подогревателя
F = -Он- = —-6 000 = 18 м2.
feAZCD 120-58
Типовой паровой подогреватель имеет поверхность
F = 24,5 м2.
Задачей дальнейшего расчета является определение диа-
метра, высоты и количества трубок, а также размеров корпуса
подогревателя.
При средней температуре мыла в подогревателе
t = = 75+ 137 = Ю6°С, -
СР 9 2 1
плотность мыла можно принять р = 900 кг/м3.
295
Принимая скорость движения мыла в трубах подогревателя
ит = 0,13 м/сек, находят общее сечение труб.
j. G 2580 n ппс о
f =----------=----------------= 0,006 м2.
р 3600ут 900 - 3600 . 0,13
При диаметре труб d^/da = 6/10 мм общее количество их
в пучке
0,785^
0,006
0,785 • 0.0062
= 212 шт.
Длину труб находят из уравнения
ndBn 3,14.0,006-212
Типовой подогреватель состоит из двух секций: в первой!
длина труб равна 3,5 м, во второй — 2,5 м.
Ленточная сушилка для мыла. В настоящее время ленточ-|
ные сушилки для туалетного мыла вновь не устанавливают.
Однако на действующих заводах работают десятки таких су-
шилок. Приводимый ниже расчет ленточной сушилки позволит
найти наиболее выгодные режимы их работы.
Конструкция ленточной сушилки (рис. 64) и принцип ее
работы следующие. Мыльная основа из мылосборника сначала
охлаждается на поверхности вращающегося холодильного ба-
рабана /ив виде тонкой стружки падает на расположенные!
под ним шесть сушильных полотен. Два из них — верхнее 5 ш
нижнее 6 — представляют собой бесконечные сетчатые ленты,
сплетенные из проволоки, оцинкованной или из нержавеющей
стали с размером ячеек 8X8 или 10 X 10 мм. Остальные
четыре сушильных полотна 7 состоят из отдельных опрокиды-
вающихся элементов — сетчатых рамок 8. Шарнирами они
эксцентрично закреплены на двух бесконечных ролико-втулоч-
ных цепях. Цепи вместе с рамками движутся по деревянным
шинам 9; при этом рамки плотно прилегают одна к другой,
образуя сплошное горизонтальное полотно, на котором охла-
жденная мыльная стружка располагается слоем 25—35 мм.
У края сушилки рамка опрокидывается и находящаяся на ней
стружка пересыпается на нижележащую часть полотна, движу-
щуюся в обратном направлении.
Полотна помещают в замкнутую камеру, образуемую метал-
лическим каркасом.
Воздух забирается снаружи вентилятором 12, нагнетается
в калориферы 13, где подогревается глухим паром до 60—80° С.
По каналу 14 через входные отверстия, регулируемые шибера-
ми 15, он поступает в сушилку по всему ее сечению. Отработан-
ный воздух с температурой 35—40° С и относительной влаж-
296
нпс калориферы; 12 — подающий вентилятор; 13 — паровой калорифер; 14 — подводящий воздушный
входные шибера; 16 — отводящий воздушный канал; 17 — выбросной вентилятор.
297
ностью 55—65%! по каналу 16 отсасывается вентилятором 17 и
выбрасывается наружу.
Внутри камеры имеются дополнительные калориферы И,
расположенные между сушильными полотнами. Воздух, нагре-
тый в калориферах 13, поднимаясь снизу и соприкасаясь с вы-
сушиваемой стружкой, насыщается влагой и охлаждается.
При соприкосновении с калориферами, находящимися внутри
сушилки, он снова нагревается, вследствие чего способность
его поглощать влагу повышается.
Сушилка снабжена ступенчатым вариатором скоростей, ре-
гулирующим скорость движения сушильных полотен, такидь
образом, что длительность пребывания стружки в сушилке col
ставляет 18, 21 и 32 минуты. I
Для расчета сушилки принимаются следующие исходные
данные: I
Производительность по высушенному мылу G = 1000 кг/ч. I
Содержание жирных кислот: ’
а) до сушки Жо = 62%;
б) после сушки Жт = 75%.
Температура мыла:
на входе в сушилку /м.н = 28° С;
на выходе из сушилки /м.к = 35° С.
Параметры воздуха:
а) до калорифера
температура = 20° С.
относительная влажность <ро = 80%;
влагосодержание <%= 11,94 г/кг;
теплосодержание /0 = 12 ккал/кг;
б) за калорифером
температура = 60° С;
в) на выходе из сушилки
температура t2 = 35° С;
относительная влажность <р2 = 60%;
влагосодержание d2 = 21,9 г/кг;
теплосодержание /2 = 21,8 ккал/кг.
Скорость движения сушильных полотен v = 2,5 м/мин.
Длительность пребывания стружки в сушилке т = 0,5 ч.
Толщина слоя стружки на полотнах 6 = 0,025 м.
Плотность стружки на полотне р = 170 — 200 = 185 кг/м3.
Поверхность сушильных полотен
„ G • т 1000 -0,5 ior . 2
F —-------------------------=135 м ,
6 р п 0,025 185 • 0,8
298
где и. — коэффициент использования площади полотен.
При ширине сушильных полотен b = 1,7 длина их составит
, F 135 оп
I = — =-----= 80 м.
b 1,7
Проверяя длительность пребывания стружки в сушилке,
находят
I 80 „о
т = — =-----= 32 мин,
v 2,5
что соответствует заданию.
Количество исходного мыла, поступающего в сушилку, со-
гласно уравнению (Ш-20)
г G-Жт 1000-75 1О1П .
Ga =-----=---------= 1210 кг ч.
Жо 62
Количество влаги, выпариваемой из мыла
W = G0 — G = 1210— 1000 = 210 кг/ч.
Расход воздуха в сушилке
r IF • 1000 210-1000 по .
иЕ ---------=------------- = 21 084 кг ч.
d2~dg 21,9 — 11,94
Производительность вентилятора для подачи воздуха в су-
шилку
V = GB • v0 = 21 084 • 0,8633 = 18 200 м*/ч,
где t>0— удельный объем влажного воздуха, отнесенный к 1 кг
сухого воздуха; п0 = 0,8633 м3/кг.
Расход тепла на нагревание воздуха
Qi = (/2 — /0) = 21 084 (21,8 — 12) = 206 600 ккал/ч.
Потери тепла в окружающую среду при поверхности сушил-
ки f = 170 м2 и тепловыделениях 200 ккал/(м2-ч-град) составят
Q2 = 170 • 200 = 34 000 ккал/ч.
Общий расход тепла
Q = Q1 + Q, = 206 600 + 34 000 = 240 600 ккал/ч.
Изменением теплосодержания мыла на входе и выходе из
сушилки ввиду незначительности этой величины можно прене-
бречь. Действительно теплосодержание мыла:
на входе в сушилку
Q4 = GocM£M.M = 1210 -0,58-28 = 19650 ккал/ч;
на выходе из сушилки
QK = GcMtUK= 1000 • 0,55 • 35 = 19 250 ккал/ч.
Расход тепла распределяется между калорифером, находя-
щимся на входе воздуха в сушилку, и нагревательными трубами,
находящимися внутри сушилки, между сушильными полотнами.
299
Тепловая нагрузка на калорифер
QKajlop = GB • св (/i — /0) = 21 084 • 0,24 (60 — 20) = 202 400 ккал/ч,
где св — теплоемкость воздуха, св = 0,24 ккал/(кг град).
Тепловая нагрузка на нагревательные трубы
Стр = Q — Скалор = 240 600 — 202 400 = 38 200 ккал/ч.
Принимая коэффициент теплоотдачи от поверхности трубы к
воздуху а = 15 ккал/(м2-ч-град), температуру пара в трубах
(л = 115° С, температуру воздуха =50° С, получают требуе-
мую поверхность нагревательных труб
г Q?p 38 200 .л 2
F 40 м\
15(115 — 50)
тр
С учетом возможного оседания некоторого количества мыль-
ной пыли принимаем поверхность нагревательных труб F = 45 м2.
Графоаналитический расчет воздушной сушилки может быть
произведен, пользуясь известной ///-диаграммой. Метод расчета
приведен ниже (см. «Расчет сушилки для производства синтети-
ческих моющих порошков»).
Бункер предназначен для промежуточного хранения мыльной
вермишели перед смешиванием ее с отдушкой, краской и други-
ми добавляемыми ингредиентами.
Он представляет собой прямоугольный, с призматическим
дном, деревянный короб, закрытый крышкой. Выход мыльной
массы в смешивающую машину осуществляется непрерывно че-
рез питатель.
Емкость бункера рассчитывают на двух-, трехчасовой запас
работы одной группы оборудования. При насыпной массе (весе)
мыльной стружки 350 кг/м3 рабочая загрузка бункера составляет
V = = 8,7 м3.
0,35
Коэффициент заполнения бункера в связи с образованием
свода при его загрузке принимают <р = 0,7.
Отсюда полная емкость бункера
Vc = = 12,5 м3.
0,7
Принимаются к установке бункеры размерами в плане
2 X 2 м (Л = 4 .и2), высотой прямоугольной части Н = 2,5 м, вы-
сотой призматической части h = 1,8 м. Размер выпускного отвер-
стия 0,5 X 0,5 м (сечение f = 0,25 л).
Полная емкость бункера составляет
1/с = F& -н -1- h(Fl+/+ ^~FT) =
300
=4.2,5 + 1,8 (4 + 0,25 -% /4 • 0,25) = 12,5 лР.
По количеству групп оборудования для обработки туалет-
ного мыла в цехе устанавливают шесть бункеров для мыльной
вермишели.
Вакуум-приемники для отдушек (рис. 65) предназначены для
приема в мыловаренный цех отдушек, поступающих со склада
в бочках или бидонах. Эти же приемники используют в качестве
Рис. 65. Эмалированные аппараты, выпускаемые Ленинградским
химико-пищевым комбинатом:
1 — марки РВЗ — резервуар вертикальный закрытый; 2 — марки
ВМ — вертикальный аппарат с мешалкой; 3 — марки ВВОМ — верти-
кальный варочный открытый с мешалкой.
расходных мерников. Загрузка мерников осуществляется при
помощи вакуума. Суточный расход отдушек в цехе туалетного
мыла производительностью 70 т в сутки, по данным табл. 70,
составляет в среднем 770 кг. Наибольший расход отдушек на
одну группу оборудования производительностью 1 т!ч при расхо-
де отдушек 1,5% от веса мыла составит в сутки
G = 1 - 14 • 1’5 = 0,21 т
100
При средней плотности отдушек р = 850 кг)м3 необходимая
емкость приемников для отдушек
V = = 0,25 м\
0,85
К установке в цехе принимаются вертикальные стальные при-
емники, покрытые стеклоэмалью, емкостью каждый 250 л, с гер-
метическими крышками, рассчитанными для работы под ваку-
умом.
301
Для шести групп оборудования, каждая из которых может
вырабатывать свой сорт мыла, устанавливается восемнадцать
приемников для различных отдушек. Это позволяет выпускать
широкий ассортимент продукции.
Техническая характеристика мерников марки РВЗ-250
(по каталогу Ленхимпищекомбината, см. приложение 26 и рис. 65)
Емкость, л
полезная............................................. 250
полная .............................................. 360
Диаметр, мм.............................................. 750
Высота цилиндра, мм...................................... 650
Масса (вес), кг ......................................... 240
Аппараты для растворения красителей. Они служат для рас-
творения в воде красителей трех-четырех основных тонов. Соче-
танием этих тонов получают красители, применяемые для окрас-
ки мыла в разные цвета. Красители растворяют в воде в таком
количестве, чтобы на 1 т мыла приходился примерно 1 л рас-
твора.
При выработке 70 т мыла в сутки требуется 70 л раствора
красителей. Для растворения красителей устанавливают четыре
эмалированных аппарата с паровой рубашкой и механической
мешалкой полной емкостью по 100 л, что позволяет постоянно
иметь в цехе достаточный запас растворов четырех разных
цветов.
Техническая характеристика аппаратов марки ВВОМ-ЮО
р
^мкость, л
полезная...................................100
полная......................................НО
Диаметр, мм...................................500
Высота цилиндра, мм ..........................550
Масса (вес), кг...............................165
Смеситель для отдушек и красителей предназначен для при-
готовления смеси отдушек, раствора красителей и цинковых
белил.
Если принять максимальный расход отдушек на одну линию
210 кг в сутки, раствора красителей 14 кг и цинковых белил —
140 кг (1 % от веса мыла), то расход ингредиентов в течение двух
смен на одну группу машин составит
6И = 210 + 14 4- 140 = 364 кг.
Принимают к установке вертикальные стальные аппараты, по-
крытые стеклоэмалью, емкостью каждый 500 л, с герметическими
крышками и механическими мешалками.
Всего устанавливают шесть аппаратов — по числу работаю-
щих линий. »
Все аппараты, в которых хранят отдушки и их смеси с други-
ми ингредиентами, соединены воздушными линиями с трубчатым
302
холодильником, вследствие чего уменьшаются потери отдушек от
испарения.
Техническая характеристика аппаратов марки ВМ-500
Емкость, л
полезная..........................500
полная...........................780
Диаметр, мм..........................1000
Высота цилиндра, мм..................1000
Масса (вес), кг ............... 615
Оборудование для механической обработки туалетного мыла
Двойная (спаренная) шнековая машина (рис. 66) предназ-
начена для первичной обработки и спрессовывания высушенного
Рис. 66. Двойная шнековая машина:
1 — шнек; 2 — кожух шнека; 3 — выходная головка; 4 — решетка;
5 — многолопастной нож; 6 — загрузочная воронка; 7 — пере-
ходная вакуумная камера.
мыла, поступающего из вакуум-сушильной башни в виде тонкой
стружки.
Машина состоит из двух шнековых прессов, соединенных по-
следовательно; второй шнековый пресс находится ниже первого
и повернут по отношению к последнему на 90°. Оба шнековых
303
пресса соединяются между собой при помощи переходной ваку-
умной камеры.
В каждом из прессов имеются по два горизонтальных шнека
с переменным шагом, помещенных в двухстенный чугунный ко-
жух, охлаждаемый водой. В конической головке кожуха
помещена металлическая решетка, через которую мыло пропрес-
совывается, вытягиваясь в длинные жгутики. Эти жгутики раз-
резаются многолопастным ножом на мелкие цилиндрики, так
называемую мыльную вермишель.
Техническая характеристика двойной шиековой машины И
Производительность, кг/ч............................... 2000
Шнеки (верхние и нижние)
диаметр, мм........................................ 300
длина, мм......................................... 1430
число оборотов в минуту...........................12—20
Шаг винта, мм
начальный ........................................ 205
конечный .......................................... 155
Диаметр отверстий в решетке, мм...................... 7
Масса (вес) машины, кг................................ 6400
Габариты, мм
длина............................................. 3500
ширина............................................. 2900
высота ............................................ 2300
Электродвигатель
количество .......................................... 2
мощность, кет..................................... по 20
Для обеспечения заданной производительности цеха необхо-
димо установить три двойные шнековые машины производитель-
ностью по 2000 кг/ч.
Автоматическая смесительная машина (рис. 67) предназна-
чена для непрерывного и автоматического, смешивания мыльной
стружки с добавками. Мыльная вермишель поступает в питаю-
щую воронку, снабженную вращающимся валиком, который пре-
пятствует слеживанию стружки. Воронка снабжена автоматиче-
ской блокировкой, выключающей питатель, подающий мыльную
вермишель, при заполнении воронки до заданного уровня.
Из воронки мыльная вермишель при помощи дозирующего
шнека непрерывно подается в собственно смесительный шнек,
куда также непрерывно и в заданном соотношении подается
смесь добавок (отдушки, красители, белила и др.). Автоблоки-
ровка работает по принципу «нет стружки — нет добавок». Смесь
добавок находится в питающем бачке, из которого при помощи
плунжерного дозирующего насоса с переменной производитель-
ностью она подается в мыльную вермишель.
Рабочий шнек перемешивает мыльную массу с ингредиентами
и непрерывно передает ее в дуплекс-пелот;езу для окончательной
обработки.
304
Рис. 67. Автоматическая шнековая смесительная машина:
1 - загрузочная воронка для мыльной вермишели; 2 — смешивающий шнек; 3 — уп-
лотняющий шнек; 4 — бачок для смеси отдушек, краски и других ингредиентов; 5 —
дозирующий насос; 6 — приводной электродвигатель с вариатором скоростей.
Техническая характеристика смесительной машины
Производительность, кг/ч.......................... 1000
Шнек питающий
диаметр, мм..................................... 200
длина, мм..................................... 1570
число оборотов в минуту.......................от 16
до 80
Шнек рабочий
диаметр, мм..................................... 300
длина, мм..................................... 1430
число оборотов в минуту.......................от 12
до 25
Насос питающий
ход поршня, мм................. , . . ............от 10
до 30
число ходов в минуту .... ......... от 40
до 100
производительность, л/мин . . ...............от 12,3
до 93
20 Заказ 1236
305
Емкость бачка для ингредиентов, л .......... 45
Масса (вес) машины, кг ................................. 2300
Габариты, мм
длина.............................................. 3050
ширина....................’........................ 1440
высота............................................. 2775
Мощность электродвигателей, кет
привода питающего шнека............................. 1,7
привода рабочего шнека .............................. 28
насоса.............................................. 0,4
привода мешалки в бачке для приема ингредиентов 1,7
По количеству групп оборудования в цехе необходимо уста-
новить шесть автоматических смесительных машин производи-
тельностью 1000 кг/ч.
-3135
Рис. 68. Дуплекс-пелотеза:
1 — загрузочная воронка; 2 — станина; 3 — переходная вакуумная камера;
4 — выходная коническая головка.
Дуплекс-шнекпресс, или дуплекс-пелотеза (рис. 68), предназ-
начен для окончательной обработки и спрессовывания туалетно-
го мыла. Машина состоит из двух горизонтальных одношнековых
прессов, расположенных последовательно один под другим.
Прессы соединены один с другим при помощи промежуточной
вакуумной камеры. Вакуум позволяет быстро удалять пары воды,
выделяющиеся из мыла при нагревании вследствие трения его
о рабочие органы машины, а также воздух, попадающий в мыло
на предыдущих стадиях его обработки.
Шнеки размещают в двухстенном чугунном кожухе, охлаж-
даемом водой. Коническая головка, присоединенная к кожуху
306 '
последнего шнека, обогревается теплой водой. Необходимая
температура воды устанавливается автоматически при помощи
электрических спиралей.
На выходе из первого шнека в вакуумную камеру мыло раз-
резается многолопастным ножом на короткие цилиндрики —
вермишель. Из головки последнего шнека дуплекс-пелотезы обра-
ботанное мыло выходит со скоростью 0,02—0,025 м/сек в виде
бесконечного бруска.
Техническая характеристика машины
Производительность, кг/ч .............................. 1000
Шнеки
диаметр, мм........................................ 300
длина, мм........................................... 1430
число оборотов в минуту..........................12—17
Шаг винта, мм
начальный.......................................... 233
конечный ............................................ 155
Масса (вес) машины, кг ............................... 4950
Габариты, мм
длина............................................. 4135
ширина.............................................. 1360
высота............................................. 2870
Мощность электродвигателя, кет
привода верхнего шнека ......................... 14
привода нижнего шнека.............................. 14
Мощность спиралей (грелок для воды), вт ............. 300, 600
и 900
По количеству групп оборудования в цехе устанавливают
шесть дуплекс-шнекпрессов производительностью по 1000 кг/ч.
Непрерывно действующая резальная машина (рис. 69, а)
служит для разрезания выходящего из пелотезы бруска мыла на
куски заданной величины. Рабочей частью машины являются
две бесконечные цепи с насаженными на них режущими ножами.
Каждое звено цепи состоит из двух параллельно стоящих крон-
штейнов) соединенных осью, на концы которой надеты два шари-
коподшипника. Эти шарикоподшипники катятся по направляю-
щим.
К верхней части кронштейнов крепят на винтах ножи, пред-
ставляющие собой стальные прямоугольные пластинки толщиной
0,8—1 мм, заточенные с двух сторон.
Угол наклона ветвей цепи выбран таким образом, чтобы ножи
располагались перпендикулярно движущемуся бруску мыла.
Направляющими для цепи служат ободья двух пар колес. Оси
колес расположены в подшипниках на станине, позволяющей ре-
гулировать угол наклона ветвей цепи к рольгангу.
На резальной машине можно получить куски мыла разной
длины и веса в зависимости от величины шага кронштейнов. Для
этого резальная машина снабжается двумя-тремя комплектами
цепей с разным шагом. Производительность машины зависит от
скорости движения бруска мыла.
20* 307
a
Электродвигатели служат для преодоления сопротивления,
оказываемого бруском мыла на цепь с ножами. Если брусок мы-
ла не поступает на транспортер, то цепь с ножами даже с вклю-
ченным электродвигателем не вращается. Транспортер машины
приводится в движение от этого же электродвигателя.
В некоторых конструкциях мылорезальных автоматов (см.
рис. 69, б) шаг ножей и, следовательно, длина отрезаемых кус-
ков мыла могут меняться в известных пределах. Эти автоматы
несколько сложнее в обслуживании, но более маневренны.
Техническая характеристика мылорезальных автоматов при-
ведена в табл. 73 (см. стр. 311).
Производительность резальной машины при 10 000 кусков/ч
весом по 100 г составляет g =-------- = 1000 кг/ч.
1000
На каждую группу оборудования устанавливают одну мы-
лорезальную машину, всего в цехе шесть таких машин.,
308 ,
3
Рис. 69. Автоматическая мылорезальная машина:
.а — с постоянным шагом; б — с переменным шагом;
/ — пригодные звездочки; 2 — рабочая цепь; 3 — режущие элементы,
4 — подающий транспортер; 5 — отводящий ленточный транспортер:
6 — ролики; 7 — направляющие шины; 8 — электродвигатель;
9 — станин?.
Мылоштамповальный пресс (рис. 70) служит для штампова-
ния готового мыла, придания ему необходимой товарной формы,
а при выпуске не завернутых мыл, также для оттиска реквизи-
тов, предусмотренных ГОСТом.
Охлажденные куски мыла при помощи раскладочного меха-
низма 2, совершающего возвратно-поступательное движение,
разделяются на два потока и двумя транспортерами подводятся
к прессу. Штамповка мыла осуществляется в двухместном прес-
се проходного типа с горизонтальным ходом пуансонов. Основ-
ной рабочий орган пресса состоит из рамки 3, вращающейся во-
круг горизонтальной оси, и охлаждаемых пуансонов, совершаю-
щих возвратно-поступательное движение. Гнезда рамки служат
матрицами.
Куски мыла с питающих конвейеров толкателями подаются
в нижние гнезда рамки; при последующем повороте на 90° под-
ходящие с двух сторон пуансоны одновременно двойным ударом
309
Таблица 73
Показатели Техническая характеристика мылорезальных автоматов
с шагом ножен
постоянным переменным
Производительность, кусков/ч 10000 4500—10000
Сечение куска мыла (мыльного бруска), мм 50x70 26X50
Длина куска мыла, мм наибольшая ПО 78
наименьшая 65 70
Скорость движения ножевой цепи, м/сек 0,76 0,76
Скорость движения разгрузоч- ного транспортера, м/сек . . 3,5 3,5
Масса мылорезального автома- та, кг • 576 103
Габариты, мм длина 1970 1185
ширина . . 800 380
высота 1720 1355
Мощность электродвиг ателя, кет 0,4 0,12
делают на нем необходимый оттиск; при следующем повороте на
90° толкатели выбрасывают готовое мыло на отводящий кон-
вейер 4.
Техническая характеристика мылоштамповального пресса
Производительность, кг/ч.......................... 320—1260
Число ударов в минуту..............................от 48 до 240
Количество одновременно штампуемых кусков мыла 2
Размеры кусков штампуемого мыла (100 г), мм . . .78x52x26
Масса (вес) машины, кг............................ 3200
Габариты, мм
длина .............'.......................... 6700
ширина......................................... 2300
высота.......................................... 1570
Мощность электродвигателя, кет........................ 4
При выпуске мыла массой 100 г производительность мыло-
штамповального пресса составляет 1000—1100 кг/ч. На каждую
группу оборудования устанавливают отдельный мылоштампо-
вальный пресс. Всего в цехе устанавливают восемь прессов, из
которых два являются резервными.
Мылооберточные автоматы (рис. 71) завертывают мыло в
подпермагент и в бумажную этикетку, в кэшированную фольгу
или в целлофан.
Мылооберточный автомат состоит из узлов питателя для
мыла и питателя для упаковочного материала, узла подачи
311
310
упаковочного материала к узлу завертывания мыла и узла от-
делки завернутого мыла.
Производительность современных быстроходных автоматов
для завертывания мыла составляет 70—150 кусков мыла в мину-
Рис. 71. Л1ылооберточный автомат:
1 — станина; 2 — электродвигатель; 3 — кулачковый вал; 4 — вакуум-насос;
5 — клеемазальный ролик; 6 — нижняя рамка; 7 — верхняя рамка; 8 — толкатель
формующего узла; 9 — верхний прижим; 10 — питающий конвейер; 11 — толкатель
питающего конвейера; 12 — щипцы этикеток и подверточной бумаги; 13 — рычаг-
отсекатель этикеток; 14 — присос; 15 — ножницы; 16 — прижим; 17 — подающий
конвейер; 18 — бабинодержатель; 19 — ролик размоточной рамки; 20 — магазин
этикеток; 21 — пружина ориентатора; 22 — направляющие пластины.
ту. Для обслуживания группы машин, вырабатывающих 1 т мы-
ла в час, требуется мылооберточных машин:
а) производительностью 70 кусков в минуту при массе (весе)
куска 100 г
1000
70 • 0,1 • 60
= 2,5 = 3 машины;
312
б) производительностью 150 кусков в минуту при такой же
массе курка
1000 , , о
л, =------------= 1,1 = 2 машины.
2 150 • 0,01 -60
Для надежности работы линий по производству туалетного
мыла, кроме рабочих машин, устанавливают по одной резервной
мылооберточной машине, т. е. по четыре машины производитель-
ностью 70 кусков в минуту и соответственно по три машины про-
изводительностью 150 кусков в минуту.
Мылооберточные автоматы устанавливают на трех группах
оборудования, что обеспечивает необходимую маневренность
и переход с выработки мыла одного наименования на выработ-
ку другого без потери рабочего времени персонала, обслуживаю-
щего автоматы.
При установке этого количества мылооберточных машин цех
может обеспечить выпуск следующего количества мыла заверну-
тых сортов:
а) При работе в две смены (продолжительность работы цеха
в сутки 14 ч)
Gc = 1 • 14 • 3 = 42 т в сутки;
Gr = Gc • 290 = 42 • 290 = 12 200 т в год.
Это составляет около 60% всего туалетного мыла, вырабаты-
ваемого цехом.
б) При работе в три смены (продолжительность работы цеха
в сутки 20 ч)
Gc = 1 • 20 • 3 = 60 т в сутки;
G; =60- 290 = 17 400 т в год,
или до 50% от наивысшей производительности цеха.
Упаковочный автомат предназначен для штабелирования го-
тового мыла и упаковки его в крафт-бумагу с последующей мар-
кировкой и этикетировкой полученных пакетов.
Куски мыла после мылооберточных автоматов ленточным
транспортером подаются к штабелирующему столу, на котором
происходит укладка их в четыре ряда по 10 кусков. Этот шта-
бель далее транспортером передается к формующему механизму.
При этом крафт-бумагу и в необходимых случаях подпергамент
предварительно отрезают из рулона и подают к формующему ме-
ханизму. Рабочие органы упаковочного автомата завертывают
штабель мыла в крафт-бумагу, торцы заделывают «конвертом»
и затем наклеивают на них этикетки установленного образца.
Для каждого вида мыла применяют определенную этикетку,
отличающуюся цветом, количеством полос или другими услов-
ными обозначениями.
313
Техническая характеристика упаковочного автомата
Производительность, кг/ч...................до 2000
Число пакетов в час....................... 500
Габариты, льн
длина.................................. 2770
ширина................................ 3500
высота................................ 2150
Упаковочная машина обеспечивает надежное штабелирова-
ние и упаковку завернутого мыла. При упаковке открытого мы-
ла между рядами необходимо укладывать прокладку из перга-
мента.
На каждую группу оборудования устанавливают отдельную
упаковочную машину. Всего в цехе устанавливают шесть упако-
вочных машин.
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
Компоновка оборудования в цехе по производству туалетного
мыла с применением современного автоматического оборудова-
ния характеризуется некоторыми специфическими особенностя-
ми, связанными с тем, что для обеспечения поточности процесса
машины размещают в линию протяженностью до 40 м.
На рис. 72 показана компоновка оборудования в цехе туалет-
ного мыла, в котором установлено три спаренных линии, произ-
водительностью по 2 т/ч каждая, общей мощностью 6 т/ч.
Оборудование размещено частично в двухэтажном, частично
в одноэтажном здании размерами в плане: первого этажа
72 X 30 м, второго этажа 36 X 30 м, при высоте первого этажа
6 м, второго — до обреза стены 4,8 м. Второй этаж предназначен
для размещения и обслуживания мылосборников, вакуум-су-
шильных башен, бункеров для мыльной вермишели, а также для
подготовки отдушек и других ингредиентов, добавляемых в мы-
ло. Часть помещения второго этажа отводят для хранения эти-
кеток, бандеролей, коробок и других упаковочных материалов.
Вдоль торца помещения, примыкающего к варочному отде-
лению, устанавливают шесть мылосборников 1 емкостью по
15,0 м3, по два на каждую из вакуум-сушильных башен. Насо-
сы 3, подающие мыло из сборников, и фильтры 2 установлены
непосредственно под ними. Три вакуум-сушильные башни 5 с об-
служивающими их трубчатыми подогревателями 4 и циклона-
ми 6 и 7 пропущены через междуэтажное перекрытие. Трубопро-
воды к насосам подведены таким образом, что из каждого мыло-
сборника мыльную основу можно подать в любую башню.
Барометрические впрыскивающие конденсаторы 8 (на
рис. 72 не показаны) вынесены в фонарь, устроенный в кровель-
ном покрытии. Соединенные с ними сухие поршневые вакуум-на-
сосы 9, как и барометрические коробки 10, установлены на пер-
314
вом этаже. Непосредственно под вакуум-сушильными башнями
на полу первого этажа установлены три двойные пелотезы 11,
которые производят первую обработку мыльной стружки. Мыль-
ная масса, выходящая из них в форме вермишели, при помощи
трех вертикальных норий 12 и -системы горизонтальных шне-
ков 13 передается в шесть промежуточных бункеров 14, -рассчи-
танных на трехчасо-вой запас стружки.
Из промежуточных бункеров мыльная масса поступает на
установленные в первом этаже шесть групп оборудования для
пластической обработки мыла, его отделки и упаковки.
В каждую линию входит автоматическая смешивающая ма-
шина 15, дуплекс-пелотеза 16, автоматическая мылорезальная
машина 17, охлаждающий туннель 18 и автоматический мыло-
штамповальный пресс 19.
Передача полуфабрикатов от одной машины к другой осу-
ществляется при помощи ленточных транспортеров 21. По выхо-
де из штамппресса, часть мыла, выпускаемого без обертки, на-
правляют к автоматам 23, где штабелируют его по 2—4 десятка
и далее завертывают в крафт-бумагу. Автомат 24 завершает
упаковку мыла, обандероливая пачку и проставляя на ней необ-
ходимые штампы (артикул, дата выпуска и др.).
Ввиду того что автоматы 23 еще не отрегулированы для упа-
ковки мыла открытых сортов, транспортер 21 предусмотрен та-
кой длины, которая позволяет осуществлять упаковку мыла
вручную.
Если же мыло выпускают в завернутом виде, то после штамп-
пресса оно поступает на распределительный транспортер 22, ко-
торый подает его к автоматическим мылооберточным автома-
там 20. На каждой из трех устанавливаемых линий на одной
ветви имеется по четыре мылооберточных автомата, в то время
когда вторая рассчитана на выпуск открытых мыл без обертки.
Всего в цехе установлено три линии для выпуска завернутых
мыл. Завернутое мыло подается к штабелирующему и упаковоч-
ному автоматам 23 и 24 и далее направляется в склад готовой
продукции.
Для приготовления смеси отдушек, раствора красок и других
ингредиентов, добавляемых в туалетное мыло, на втором этаже
предусмотрено специальное отделение. Жидкие компоненты, на-
пример отдушки, поступающие в бочках, засасываются при по-
мощи вакуума в 18 эмалированных вакуум-приемников 25, ко-
торые одновременно являются расходными мерниками. Вакуум
в системе создается ротационным вакуум-насосом 26, соединен-
ным с системой через трубчатый холодильник 27. Сухие компо-
ненты поднимаются на второй этаж при помощи грузового лиф-
та 28. Водный раствор краски готовят в четырех эмалированных
мешалках 29 и перекачивают в мешалки 30 при помощи насо-
сов 31.
315
Отделение обработки, отделки и упаковки туалетного мыла
Рис. 72. Планы цеха по про-
изводству туалетного мыла
мощностью 6 г в час:
а— план первого этажа; б — план
второго этажа; 1 — мылосборники;
2 — фильтры для мыла; 3 — на-
сосы для мыла; 4 — темперировоч-
ные колонки; 5 — вакуум-сушиль-
ныс башни; 6 — первые циклоны
для улавливания мыльной пыли;
7 — вторые циклоны для мыльной
пыли; 8 — барометрические кон-
денсаторы; 9 — вакуум-насосы; 10—
барометрические коробки; 14 —
двойные пелотезы; 12 — нории;
13 — шнеки для мыльной вермише-
ли; 14 — запасные бункера; 15 —
автоматические непрерывно дейст-
вующие смешивающие машины; 16—
дуплекс- пелотезы; 17 — мылорезаль -
ные автоматы; 18 — охлаждающие
туннели; 19 — мылоттамповальные
прессы; 20 — мылооберточные ав-
томаты; 21 — промежуточные лен-
точные транспортеры; 22 — питаю-
щие ленточные транспортеры; 23 —
штабелирующий и укладочный ав-
маты; 24 -- обандероливающий и
маркировочный автоматы; 25 — ва-
куум-приемники для мыльных отду-
шек; 26 — вакуум-насос; 27 — ло-
вушка-холодильник; 28 — грузовой
лифт; 29 — мешалки для приготов-
ления раствора красителей; 30 --
мешалки для приготовления смеси
отдушек с красками и другими до-
бавками; 31 — насосы для смеси
ингредиентов.
318
В эмалированных мешалках 30 готовят смесь из отдушек,
раствора красителей, белил и других компонентов и эту смесь
сливают в питательные бачки смешивающей машины 15.
Передача упакованного мыла на склад готовой продукции
может осуществляться при помощи ленточных транспортеров
или при помощи электрокар, перевозящих штабеля мыла, уло-
женные на поддоны.
Компоновка оборудования позволяет вести совмещенное об-
служивание его, что вместе с установкой автоматов на всех опе-
рациях обработки, завертки и упаковки мыла обеспечивает высо-
кий уровень производительности труда.
. Технико-экономические показатели цеха по обработке туа-
летного мыла следующие: площадь пола развернутая 3750 м2,
в том числе первого этажа— 1080 м2; кубатура здания около
20 000 м3; количество установленного оборудования 185 единиц;
суммарная масса (вес) оборудования 213 Т.
Компоновка оборудования, приведенная на рис. 72, рассчи-
тана, как указано выше, на установку трех спаренных линий
производительностью 6 т/ч туалетного мыла. В практике встре-
чаются случаи, когда такая производительность цеха туалетного
мыла не требуется. Известно, что в составе многих мыловарен-
ных заводов и жировых комбинатов имеются цехи по производ-
ству туалетного мыла мощностью 15—20 т в сутки. Для таких
цехов необходима иная компоновка оборудования, для которой
не требуется здания длиной 72 м.
Для этих случаев возможны два варианта компоновки. По
одному варианту оборудование размещают в двухэтажном по-
мещении. При этом в первом этаже остается все оборудование
для пластической обработки мыла. Мыло, разрезанное на куски,
поступает не на горизонтальный охлаждающий туннель-транс-
портер, а на вертикальный, типа нории. Ковши нории заменены
несущими перфорированными полками, на которых размещают
куски мыла. В этом туннеле-транспортере мыло обдувается го-
рячим воздухом и подсушивается.
Транспортер подает подсушенные куски мыла к штамповоч-
ному прессу, установленному на втором этаже. За прессом уста-
навливают остальное оборудование для завертки и упаковки
мыла.
По другому варианту все оборудование устанавливают на
одном этаже, но поток при помощи транспортеров поворачивает-
ся на 90° или на 180°. Вариант такой компоновки показан на
рис. 73.
319
ЧАСТЬ IV
ПРОИЗВОДСТВО синтетических
МОЮЩИХ СРЕДСТВ
За последние 20 лет во всех наиболее развитых промышлен-
ных странах мыло постепенно заменяется разнообразными син-
тетическими моющими средствами, среди которых преобладают
моющие порошки.
В рецептуру моющих порошков входят разнообразные по-
верхностно-активные вещества, преимущественно анионоактив-
ные (алкилсульфаты, алкилсульфонаты, алкиларилсульфонаты)
и различные щелочные и нейтральные электролиты, среди кото-
рых наибольшее распространение получили натровые соли поли-
фосфатов, кальцинированная сода, сульфат натрия, силикаты
натрия и др.
Кроме того, в рецептуру моющих порошков вводят различные
другие добавки, улучшающие моющие свойства этих средств,
в том числе карбоксиметилцеллюлозу для предотвращения об-
ратного оседания на ткани отмытых загрязнений, алкилоламиды,
повышающие пенообразующую способность моющих растворов,
оптические отбеливатели и парфюмерные отдушки, улучшающие
цвет и запах выстиранной ткани. В порошки, предназначенные
для стирки белых тканей с кипячением, вводят перборат или пер-
карбонат натрия, которые выделяя кислород, улучшают цвет
ткани.
Возможность изменения рецептуры синтетических моющих
порошков в широком интервале позволяет выпускать их как уни-
версального состава и назначения, так и для более узких специ-
альных целей.
Быстрое развитие производства синтетических моющих
средств в послевоенные годы обусловлено многими технико-эко-
номическими факторами. Развитие химической науки и промыш-
ленности позволило организовать в сравнительно больших мас-
штабах производство дешевого исходного сырья — поверхностно-
активных веществ, щелочных электролитов и других полезных
добавок, необходимых для выработки высококачественных сии
тетических моющих средств.
32Э
Более полное раскрытие механизма моющего действия мыль-
ных растворов способствовало 'созданию5 синтетических продук-
тов, которые не только не уступают мылу по моющему действию,
но и во многих случаях превосходят его, особенно при мытье и
стирке в жесткой воде. Состав синтетических препаратов подби-
рают таким образом, что они образуют минимальное количество
нежелательных жирнокислых солей тяжелых металлов.
Наконец, немаловажное значение имеет для многих стран
возможность прекратить расходование на производство мыла
больших количеств пищевых растительных и животных жиров.
Приведенные выше соображения легли в основу разработан-
ного в СССР плана создания в ближайшие годы крупного про-
мышленного производства разнообразных синтетических мою-
щих средств.
Глава 1
СУЛЬФАТИРОВАНИЕ ВЫСШИХ ЖИРНЫХ СПИРТОВ
В рецептуру многих синтетических моющих средств входят
алкилсульфаты высших жирных спиртов. Ввиду их малой транс-
портабельности (их получают обычно в виде пасты, содержащей
25—32% собственно алкилсульфатов) сульфатирование спиртов
предпочитают вести непосредственно на предприятиях, произво-
дящих синтетические моющие средства.
В технике известно несколько методов сульфатирования выс-
ших жирных спиртов, в том числе серной кислотой, хлорсульфо-
новой кислотой, серным ангидридом и т. п. Наиболее простым
методом является сульфатирование жирных спиртов серной кис-
лотой. Однако при этом глубина сульфатирования не превышает
70—80%. Применение хлорсульфоновой кислоты позволяет по-
высить глубину сульфатирования спиртов до 92—96%. По лите-
ратурным данным, использование в качестве сульфатирующего
агента стабилизированного серного ангидрида позволяет повы-
сить глубину превращения спиртов до 95—98%.
В качестве сульфатирующего агента могут быть также ис-
пользованы пиридинсульфотриоксид, карбамидсульфотриоксид и
другие сульфатирующие агенты, однако они еще не имеют широ-
кого промышленного применения.
Следует иметь в виду, что при использовании в качестве суль-
фатирующего агента пиридинсульфотриоксида в алкилсульфатах
остается пиридин, придающий продукту резкий неприятный
запах.
Ниже описана принципиальная схема сульфатирования выс-
ших жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой и приведены ма_-
териальные расчеты сульфатирования хлорсульфоновой и серной
кислотами.
21 Заказ 1236 321
Сульфатирование можно осуществлять как в аппаратуре пе-
риодического действия, так и в непрерывном потоке.
СХЕМА СУЛЬФАТИРОВАНИЯ ВЫСШИХ ЖИРНЫХ СПИРТОВ
ХЛОРСУЛЬФОНОВОИ КИСЛОТОЙ
Схема производства (принципиальная) сульфатирования
высших жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой в непрерыв-
ном потоке приведена на рис. 74.
Высшие жирные спирты после осушки поступают в сборни-
ки 1, из которых насосом 2 они подаются в расходный мерник 3.
До температуры реакции спирты нагревают глухим паром в труб-
чатом подогревателе 4. Хлорсульфоновая кислота, находящаяся
в сборнике 5, насосом 6 подается в свой расходный мерник 7. Из
мерников 3 и 7 жирные спирты и хлорсульфоновая кислота в за-
данных соотношениях непрерывно подводятся к реактору-суль-
фуратору 8, в котором происходит основная реакция сульфати-
рования.
Дозирование компонентов, в заданных пропорциях обычно
является одной из наиболее трудных задач для промышленной
технологии, в особенности для условий сульфатирования высших
жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой. Необходимый для
этих целей комплекс аппаратов разрабатывается НИИСЖИМ-
сом.
В сульфуратор 8 из колонны 10 возвращается для циркуля-
ции часть реакционной массы. Для снятия тепла, выделяющего-
ся за счет экзотермичности процесса, реакционная масса подает-
ся в горизонтальный трубчатый холодильник оросительного ти-
па 9, в котором температура поддерживается примерно на 5—
7° С выше температуры плавления спиртов.
Хлористый водород, освобождающийся в процессе реакции,
растворяется в сульфомассе. Удаление его осуществляется отдув-
кой сухим воздухом в вертикальной насадочной колонне 10. Ох-
лажденная в холодильнике 9 реакционная масса поступает в верх
колонны, а навстречу ей движется сухой воздух, подаваемый
в низ колонны под некоторым избыточным давлением.
Освобожденная от хлористого водорода сульфомасса выхо-
дит из колонны 10 через сифонную трубу. Для ведения реакции
в соответствующих (мягких) температурных условиях, по прак-
тическим данным, 6—10-кратное количество сульфомассы воз-
вращают в реактор-сульфуратор 8 на циркуляцию, а остальное
количество поступает на нейтрализацию.
Раствор едкого натра из сборного резервуара 11 насосом 12
непрерывно и одновременно с сульфированной массой подается
в реактор-нейтрализатор 13. Выделяющееся тепло нейтрализа-
ции снимается в холодильнике 14. Для интенсивного отвода теп-
ла вместе с нейтрализованной массой замкнуто циркулирует че-
322
Рис. 74. Принципиальная схема сульфатирования высших жирных спиртов хлорсульфо-
новой 'кислотой:
а — схема сульфатирования жирных спиртов; б — схема нейтрализации сульфоэфиров.
323
рез реактор-нейтрализатор 13 3—5-кратное количество сульфо-
эфира, а остальное количество в виде готового алкилсульфата
натрия поступает в резервуар 15. Из этого резервуара паста на-
сосом 16 перекачивается в отделение приготовления моющих
средств.
Воздух, применяемый для отдувки хлористого водорода из
реакционной массы, подвергают предварительной осушке. Снача-
ла он последовательно проходит два трубчатых холодильника 17
и 18, в которых охлаждается водой или рассолом до 5—7°'С. Кон-
денсирующаяся при этом вода отводится через автоматический
затвор в канализацию. Далее воздух для окончательной подсуш-
ки поступает в один из двух поочередно работающих скруббе-
ров 19 и 20, заполненных силикагелем.
Подсушенный воздух затем нагревается в трубчатом нагрева-
теле 21, из которого направляется в низ колонны 10 для отдувки
хлористого водорода из реакционной массы.
Регенерация силикагеля осуществляется продувкой через
скруббер, отключенный от системы, воздуха, нагретого в электро-
подогревателе 22 до 250—300° С.
Смесь воздуха с хлористым водородом, отходящая из верх-
ней части колонны 10, посыпает в насадочный скруббер 23, ко-
торый орошается водой. Вода растворяет хлористый водород,
превращаясь в соляную кислоту. Кислая вода стекает в сбор-
ник 24, из которого насосом 25 возвращается в скруббер 23 на
орошение. По пути она проходит через оросительный холодиль-
ник 26, в котором кислая вода охлаждается до 20—25° С.
Постепенно концентрация соляной кислоты в циркулирующем
растворе повышается, часть соляной кислоты концентрацией око-
ло 30% отводится на склад, а в систему добавляется соответст-
вующее количество свежей воды. Таким образом, циркуляция
раствора осуществляется непрерывно.
Воздух, отходящий из скруббера 23, содержащий небольшое
количество хлористого водорода, отводится в контрольный скруб-
бер 27, в котором он повторно промывается, на этот раз слабым
раствором едкого натра, подаваемым из резервуара 28 насо-
сом 29.
Периодически по мере насыщения раствор едкого натра вы-
водится из системы и заменяется свежим. Очищенный воздух, от-
ходящий из контрольного скруббера 27, проходит водоотдели-
тель 30 и вентилятором 31 выбрасывается в атмосферу.
Приведенная схема построена на основании литературных
данных и приводится в качестве принципиальной схемы для оз-
накомления с методами расчета процесса сульфатирования выс-
ших жирных спиртов (Схема составлена Гипрожиром).
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
На технологический режим и на выход продукции большое
влияние оказывает состав жирных спиртов, направляемых на
324
сульфатирование. Поэтому предпочитают работать с более или
менее узкими фракциями спиртов, перерабатывая их раздельно.
В случае необходимости смешивают готовые алкилсульфаты,
получаемые из различных спиртов.
Для дальнейших расчетов принято, что на переработку по-
ступают две фракции первичных синтетических жирных спиртов.
В табл. 74 приведен состав фракций синтетических жирных спир-
тов, поступающих на сульфатирование, и данные для расчета
средней молекулярной массы (веса) каждой из фракций индиви-
дуальных спиртов по уравнению (III—5а).
Таблица 74
Число углеродных, атомов в молекуле . спирта i Молекулярная мас- са (вес) индивиду- ального спирта М Первая фракция Вторая фракция
содержание дан- ного спирта Qi, кг число молей Qi Мс содержание дан- ного спирта а2, : кг число молей и2 тс
Сю 156 6 6 156 = 0,038 — —
Си 170 24 24 170 = 0,141 — —
С12 184 30 30 184 = 0,163 — —
С1з 198 28 28 198 = 0,141 8 8 198 = 0,040
С14 212 12 12 212 = 0,057 22 22 212 = 0,104
С15 226 — — 28 28 226 = 0,124
С16 240 — — 26 26 240 = 0,108
С17 254 — — 10 10 254 = 0,040
С*8 268 — — 6 6 268 = 0,022
100 у _Д_ = 0,540 100 м 52 1»? = 0,438
325
Средняя молекулярная масса первой фракции жирных спир-
тов
Afj =-------= -1^- = 185.
0,540
2d Мс
Соответственно средняя молекулярная масса второй фракции
жирных спиртов
Л4С
Принимаем, что в первой фракции жирных спиртов содержит-
ся углеводородов и других несульфируемых соединений = 3%,
во второй — У2 = 5%.
При получении алкилсульфатов высших жирных спиртов про-
текают следующие основные химические реакции:
RCH2OH + C1SO3H it RCH2OSO3H + НС1. (IV-1)
При нейтрализации полученных сульфоэфиров едким натром
получается смесь алкилсульфатов натрия по уравнению
RCH2OSO3H + NaOH Z RCH2OSO3Na + Н2О. (IV-2)
Как видно из уравнения (IV—1), в процессе образования
сульфоэфиров к каждой молекуле жирного спирта присоединяет-
ся группа SO3. Получаемый при этом привес является постоян-
ной величиной, он не зависит от молекулярной массы (веса)
спиртов и составляет 80 единиц.
Молекулярная масса сульфоэфиров
Мс.э = М + 80.
Выход сульфоэфиров в процентах к массе (весу) спиртов мо-
жет быть найден из уравнения
= . юо, “
м
или по массе (весу) на 1 т спиртов
Gc э = 1000 • 8(-~ кг. (IV-3)
М
При последующей нейтрализации сульфоэфир теряет один
атом водорода и присоединяет одну молекулу натрия.
За этот счет масса (вес) алкилсульфатов увеличивается еще
ia 22 единицы,. Молекулярная масса алкилсульфатов будет
Мас = М ф- 102.
Общий выход алкилсульфатов в процентах к массе (весу) ис-
юдных спиртов находят из уравнения
G = ^+J02 . юо
м
126
или' по массе (весу) на 1 т спиртов
Gac=1000- м+101 кг> (IV-4)
м
Дальнейшие расчеты расхода сырья и материалов и выходов
продукции ведутся раздельно для каждой фракции перерабаты-
ваемых жирных спиртов.
Переработка первой фракции жирных спиртов
При сульфатировании 1 т первой фракции жирных спиртов
с молекулярной массой Мi = 185, выход сульфоэфиров согласно
уравнению (IV—3) составит
Gc э = 1000 • 185 + 80 - = 1432 кг.
185
Фактический выход сульфоэфиров будет ниже в связи с нали-
чием в исходных спиртах углеводородов и вследствие неполноты
сульфатирования самих жирных спиртов. Выход сульфоэфиров
находят, пользуясь следующим уравнением:
Сс.э = Сс.э (10°~У1И кг, (IV-5)
где Vi — количество углеводородов (и других соединений), со-
держащихся в смеси спиртов, которые в данных усло-
виях не сульфатируются (не сульфируются), % вес.;
т] — глубина превращения спиртов в сульфоэфиры.
Принимаем, что при сульфатировании первой фракции жир-
ных спиртов глубина превращения составляет т] = 0,96; содер-
жание углеводородов, как указано выше, У\ — 3%.
Подставляя эти значения в уравнение (IV—5), получаем вы-
ход сульфоэфиров
(?сЭ = 1432 J100"3.).°.?! = ^34 кг.
100
В продуктах реакции содержатся:
а) углеводороды в количестве
1000.7 j. 1000 - 3
g. =--------- =---------- = 30 кг-,
& 100 100
б) непросульфатированные спирты в количестве
g„ = 1000(100—Ух)( 1—7)0 = 1000(100 —3)( 1 —0,96) = 39 кг.
Общее количество углеводородов и несульфатированных
спиртов в смеси сульфоэфиров
Gh = gi + gH = 30 4- 39 = 69 кг.
327
Выход продуктов реакции сульфатирования, включая углево-
дороды и несульфатированные спирты, составляет
1334 -(- 69 = 1403 кг. (IV-6)
Показатели хлорсульфоновой кислоты, применяемой для
сульфатирования, следующие:
Молекулярная масса Мх............................... 116,5
Содержание хлорсульфоновой кислоты х, %............... 96,0
Содержание серной кислоты, %.................... 4,0
Плотность, кг/и? 1750
Теплоемкость в интервале температур 15—85° С,
ккал/(кг-град)..................................... 0,28
Теоретический расход хлорсульфоновой кислоты согласно
уравнению (IV—1) составляет моль на моль спиртов. Для пол-
ноты реакции принимается избыток хлорсульфоновой кислоты
примерно в размере 10% вес.
Теоретический расход хлорсульфоновой кислоты при сульфа-
тировании жирных спиртов можно определить из уравнения
Гг _ 1000. Мх (100-^)71!
. ж юо
При молекулярной массе (весе) первой фракции жирных
спиртов Mi = 185 теоретический расход хлорсульфоновой кисло-
ты составит
(IV-7)
G -- 1000 • 116,5(100— 3) 0,96 _ 587 кг
° ~ 185 100 ~
При избытке 10% фактический расход хлорсульфоновой кис-
лоты составит й
G0H = Go • 1,1 = 587 • 1,1 = 646 кг.
Избыток хлорсульфоновой кислоты равен 59 кг.
Расход технической 96 %-ной хлорсульфоновой кислоты
г 646 • 100
Сл, =---------= 67о кг.
96
С хлорсульфоновой кислотой в реакционную массу вносится
серная кислота в количестве
г 1673 • 4
GK = --------= 27 кг.
100
Согласно уравнению (IV—1) в результате реакции сульфати-
рования на каждый моль хлорсульфоновой кислоты выделяется
один моль хлористого водорода с молекулярной массой Л4Х.В =
= 36,5, или по массе (весу)
Gx в = кг. (IV-8)
№
328
При сульфатировании жирных спиртов первой фракции выде-
ляется хлористый водород в количестве
г .587-36,5 1й/1
Gx в =---------= 184 кг
116,5
На основании приведенных расчетов составляется баланс ре-
акции сульфатирования (см. табл. 75).
Таблица 75
Сырье и материалы Загруже- но, кг Полупродукты (У ° о* С ж
Высшие первичные жирные Сульфоэфиры жирных спиртов . 1403
спирты со средней молеку- В том числе
лярной массой (весом) М1==185 1000 непросульфатированные
В том числе углеводороды . . 30 спирты 39
Хлорсульфоновая кислота . . 673 углеводороды 30
В том числе серная кислота 27 Хлорсульфоновая кислота . . 59
Серная кислота 27
Хлорйстый водород 184
Всего 1673 Всего 1673
В результате отдувки из сульфатируемой массы удаляется от
50 до 70% хлористого водорода. Для расчета скруббера прини-
мается отдувка по максимуму, для расчета расхода щелочи по-
среднему значению.
Количество отдуваемого хлористого водорода:
максимальное GXB = Gx в - 0,7 = 184 • 0,7 = 129 кг;
среднее GX.B = GXB • 0,6 = 184 • 0,6 = 110 кг.
Остается в реакционной массе (исходя из среднего значения)
хлористого водорода
GX.B1 = 184 — ПО = 74 кг.
В результате нейтрализации сульфоэфиров, получающихся из-
1 т спиртов, образуется смесь алкилсульфатов с выходом соглас-
но уравнению (IV—4) в количестве
Gar = 1000---!------= 1551 кг.
с 185
С учетом углеводородов, содержащихся в исходных спиртах,
и неполноты сульфатирования выход чистых алкилсульфатов из.
первой фракции жирных спиртов составит
С„ = (100=,).,, = ,551 (100 = 0,06 = 1444
100 100 4 ’
329
Содержание углеводородов и несульфатированных спиртов
в смеси, как указано выше:
GH = 69 кг/т.
Общий выход товарных алкилсульфатов составит
Gac.T = G'c.4 + GH = 1444 + 69= 1513 кг. (IV-10)
Содержание собственно алкилсульфатов в товарной смеси
алкилсульфатов
Gac.4 =
G.
Содержание углеводородов в смеси
+ • 1000
ё 1 ~ Q
_ 95,4%.
1513
з-юоо 9
------- — 70 .
1513
Непросульфатированных жирных спиртов в смеси соответст-
венно будет
= (100-+)(!-+ 100 = (100 — 3) (1 -0,96)- 100 = 2 6<У
ён Gac.T 1513
Общее содержание углеводородов и несульфатированных
спиртов (в процентах к органической части алкилсульфатов)
GH = ^ + gtt = 2+2,6 = 4,6.
Расход жирных спиртов первой фракции на получение 1 т то-
варных алкилсульфатов составит
„ юоо-юоо юоо-юоо
G. =---------=------------= 661 кг.
Gac.T 1513
Количество едкой щелочи, необходимой на нейтрализацию
кислых эфиров и сопутствующих минеральных кислот, определя-
ют по расходу ее на отдельных стадиях процесса: на нейтрализа-
цию кислых сульфоэфиров, на нейтрализацию кислот хлорсуль-
фоновой и серной и на нейтрализацию хлористого
а) При нейтрализации кислых сульфоэфиров
один моль едкого натра на моль алкилсульфатов,
(весу)
водорода.
расходуется
или по массе
х-. бас ч 40 1444 • 40 <-)п 1
Gm, =--------=----------= 201 кг.
Mi+102 185+ 102
На каждый моль алкилсульфата натрия в результате реак-
ции нейтрализации образуется один моль воды. Количество ре-
акционной воды, образующейся на 1 т перерабатываемых спир-
тов, составит
' Gac.4 ' 18 1444 -18 п,
р, =---------=------------= 91 кг.
Mi+ 102 185+ 102
330
б) Расход едкого натра на нейтрализацию хлорсульфоновой
кислоты.
Нейтрализация происходит по уравнению
C1SO3H + 3NaOH -> Na2SO4 -{- NaCl + 2H2O (IV-11)
116,5 3-40 142 58,5 2-18
Расход едкого натра на нейтрализацию свободной хлорсуль-
фоновой кислоты в количестве 59 кг составит
В результате реакции образуются следующие попутные про-
дукты : j
сульфат натрия в количестве
59 • 142
Ga =--------= 72 кг\
116,5
хлористый натрий в количестве
г- 59-58,5
116,5
реакционная вода в количестве
пу 59-2-18 , с
Wp, =--------= 18 кг.
116,5
в) Расход едкого натра на нейтрализацию серной кислоты.
Нейтрализация серной кислоты едким натром происходит по
следующему уравнению:
H2SO4 + 2NaOH Na2SO4 + 2Н2О (IV-12)
98 2-40 142 2 - 18
Расход едкого натра на нейтрализацию GK = 27 кг серной
кислоты составляет
г 27-2-40 оо
Сщ3 =--------= 22 кг.
98
В результате реакции образуется один моль сульфата натрия
на каждый моль серной кислоты, или по массе (весу)
Ga = 2^И2 = эд
98
Реакционная вода образуется в количестве два моля на моль
серной кислоты, или по массе (весу)
w 27-2-18 1f,
wp. =--------= 10 кг.
98
г) Расход едкого натра на нейтрализацию хлористого водо-
рода, оставшегося в реакционной массе.
331
Нейтрализация проходит по следующей реакции:
НС1 + NaOH -> NaCl + Н2О (IV-13)
36,5 40 58,5 18
Расход едкого натра на нейтрализацию 74 кг хлористого во-
дорода составляет
74 • 40 о.
G„. =------ = 81 кг.
36,5
При этом на каждый моль хлористого водорода образуется '
один моль хлористого натрия и один моль реакционной воды.
Выход хлористого натрия равен
74-58,5 11п
G6 =--------— = 119 кг.
36,5
Реакционная вода образуется в количестве
ди/ 74 18 ор
р. =-------= ЗЬ кг.
₽1 36,5
Общий расход щелочи на нейтрализацию продуктов сульфа-
тирования составляет
LG,,, =201 +61 +22 + 81 =365 кг.
Для полноты нейтрализации едкий натр вводят с избытком,
равным 3%-
Избыток едкого натра составляет
х, 365 -3 tin
вщ.изб — — 11,1) К2.
Суммарный расход едкого натра на нейтрализацию продуктов
сульфатирования
Gm = SGmi_4 + GUI.H36 = 365 + 11 = 376 кг.
Для нейтрализации применяют техническую каустическую со-
ду, содержащую по стандарту едкого натра 92%, кальцинирован-
ной соды 3% и хлористого натрия 5%.
Расход товарной каустической соды
= = 409
92 92
С раствором каустической соды в реакционную массу вно-
сятся:
а) кальцинированная сода
409 -3 , п
GK =------- = 12 кг.
100
б) хлористый натрий
+' ’ 409 -5 о I ,
G6 = ------- = 21 кг.
100
332
Концентрацию водного раствора каустической соды, приме-
няемой для нейтрализации продуктов реакции сульфатирования
жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой, принимают, по прак-
тическим данным, равной 10%.
Расход раствора едкого натра
п • 100 376 100
G а = —-------- =--------- = 3760 кг.
р ств 10 10
- Содержание воды в этом растворе
«7 = Сраств — (Сщ + Ga + G6") = 3760 — (376 %- 12 % 21) = 3351 кг.
В результате суммарных реакций нейтрализации образуется:
а) реакционная вода
Wn = 91 % 18 4- 10 + 36= 155 кг-,
pi—4 ill
б) сульфат натрия
SGa =724-39=111 кг-,
в) хлористый натрий
SG6 = 30+ 119== 149 кг.
Баланс продуктов реакции нейтрализации сульфоэфиров, по-
лученных из 1 т жирных спиртов с молекулярной массой (весом)
Л4[ = 185, приведен в табл. 76.
Таблица 76
Полупродуктов и материалы 1 Количе- ство, кг Продукты Реакции нейтрализации Количе- ство, ке
Сульфоэфиры жирных спиртов 1403 Алкилсульфаты жирных спир-
В том числе тов 1513
непросульфатированные В том числе
спирты 39 собственно алкилсульфаты 1444
углеводороды и другие не- непросульфатированные
сульфирующиеся соедине- спирты 39
НИЯ 30 углеводороды и другие не-
Хлорсульфоновая кислота . . 59 сульфированные соедине-
Серная кислота 27 НИЯ 30
Хлористый водород 74 Сульфат натрия 111
Раствор едкого натра 3760 Хлористый натрий (149+21) 170
В том числе Углекислый натрий ' 12
едкий натр 376 Едкий натр ' 11
углекислый натрий .... 12 Вода 3506
хлористый натрий .... 21 В том числе реакционная
вода 3351 Г 155
Всего 5323 Всего 5323
333
В реакционной массе будет содержаться:
ал кил сульфатов
^28,4%;
5323
сухих веществ
в = <1513 + 111 + I70 + 12 + п)100 = 34 1 %
5323
Переработка второй фракции жирных спиртов
Аналогичным образом рассчитывается расход материалов и
выход алкилсульфатов и попутных продуктов при сульфатиро-
вании хлорсульфоновой кислотой второй фракции жирных спир-
тов с молекулярной массой (весом) М2 = 228.
Расход сырья и материалов и выходы продуктов реакции при
сульфатировании 1 т первичных жирных спиртов с молекуляр-
ной массой М2 = 228 приведены в табл. 77.
Таблица 77
Расход сырья или выход продуктов,
определяемые по операциям
Расчет, кг^п
Количество смеси жирных спиртов с молекуляр-
ной массой (весом) Л42=228 .................
Содержание углеводородов и других несульфа-
тируемых соединений ........................
Глубина сульфатирования ....................
Выход сульфоэфиров из 1 m жирных спиртов,
вошедших в реакцию согласно уравнению
(IV 3)......................................
Выход сульфоэфиров из 1 m жирных спиртов,
направленных на сульфатирование с учетом
неполноты превращения спиртов согласно
уравнению (IV—5)............................
Содержание в сульфированной массе:
углеводородов (и других несульфированных
соединений) ................................
несульфатированных спиртов .............
1000
= 5%
12 = 0,94
1000
228 + 80
228
=1351
(,00^5) 0^4, _|М7
100
1000 У2 _ 1000-5 _ 50
100 “ 100 -
1000 (100—У2) (1—12)_
100 “
1000(100—5)( 1—0,94)
—--------------------=г>.
Общее количество углеводородов и несульфа-
тированных спиртов в реакционной массе . .
50+57=107
334
Продолжение табл. 77
Расход сырья или выход продуктов,
определяемые по операциям
Расчет, кг'т
Выход продуктов реакции сульфатирования,
включая углеводороды и несульфатированные
спирты .....................................
Теоретический расход хлорсульфоновой кислоты
согласно уравнению (IV—7)..................
Избыток хлорсульфоновой кислоты 10% от те-'
еретического ..............................
Общий расход хлорсульфоновой кислоты , . .
Расход 96%-ной хлорсульфоновой кислоты . .
Содержание серной кислоты в хлорсульфоновой
(4%)........................................
Количество хлористого водорода, выделяющего-
ся в процессе реакции сульфатирования,
согласно уравнению (IV—8)...................
Количество хлористого водорода, остающегося
в реакционной массе (40%)..................
Количество хлористого водорода, отдуваемого
из сульфомассы.............................
Количество алкилсульфатов, образующихся из
1 т жирных спиртов, вошедших в реакцию,
согласно уравнению (IV—4)...................
Количество образующихся алкилсульфатов
с учетом глубины сульфатирования ....
Общий выход товарных алкилсульфатов, вклю-
чая углеводороды и несульфатированные
спирты] ............................ ......
Содержание в реакционной смеси (в % к орга-
нической части);
алкилсульфатов .............................
углеводородов ..........................
несульфатированных спиртов'.............
Общее содержание углеводородов и несульфа-
тированных спиртов (в % к органической ча-
сти реакционной смеси) .....................
1207+107=1314
1000-116,5(100--5)0,94
-----------------——=460
228-100
460-10
—----=46
100
460+46=506
506-100
96
= 527
527-4
-----=-21
100
460-36,5
-------- = 144
116,5
144-40
—-----= 58
100
144 — 58 = 86
228+102
1000 ----1--=1447
228
1447 (100—5) 0,94
-----i= 1292
100
1292 + 107=1399
1292-100
-------=92,4%
1399
50-100
1399
= 3,6%
57-100
1399
= 4%
3,6+4=7,6
335
Продолжение табл. 77
Расход сырья или выход продуктов,
определяемые по операциям
Расход жирных спиртов на 1 т товарных ал-
кплсульфатов ...............................
Количество реакционной воды, выделяющейся
в процессе нейтрализации сульфоэфйров . .
Расход едкого натра на нейтрализацию сульфо-
эфиров с учетом глубины превращения спир-
тов .......................................
Расход едкого натра на нейтрализацию 46 кг
свободной хлорсульфоновой кислоты . . . .
Выход продуктов реакции при нейтрализации
свободной хлорсульфоновой кислоты:
сульфат натрия ............................
хлористый натрий ......................
реакционная вода ......................
Расход едкого натра на нейтрализацию 21 кг
серной кислоты ............................
Выход продуктов реакции нейтрализаций серной
кислоты:
сульфат натрия .........................
реакционная вода
Расход едкого натра на нейтрализацию хлори-
стого водорода, оставшегося в реакционной
массе, в количестве 58 кг...............
Выход продуктов реакции нейтрализации хло-
ристого водорода:
хлористый натрий ............
реакционная вода
Общий расход едкого натра на нейтрализацию
продуктов сульфатирования жирных спиртов
Избыток едкого натра, вводимого иа нейтрали-
зацию, 3%...................................
Расчет, к.г’т
1000-1000
1399
1292-18
228 ' 102
1292-40
2284-102
46-3-40
116,5
46-142
116,5 ”
46-58,5
------— = 23
116,5
46-2-18
---------=14
116,5
21-2-40
---------=17
98
= 715
= 70
= 156
= 48
21-142
------= 30
98
21-2-18
--------= 8
98
58-40
-----= 64
36,5
58-58,5
36,5
58-18
-----= 28
36,5
= 93
1564-484-174-64=285
285-3
-----= 9
100
336
Продолжение табл. 77
Расход сырья или выход продуктов, определяемые по операциям Расчет, кг/т
Суммарный расход едкого натра Расход товарной каустической соды с содержа- нием 92% NaOH Вместе с каустической содой в реакционную массу вносятся попутные продукты: кальцинированная сода 3% хлористый натрий 5% Расход 10%-ного водного раствора каустиче- ской соды Содержание воды в растворе щелочи Конечный состав! продуктов реакции сульфати- рования и нейтрализации: Алкилсульфаты жирных спиртов В том числе собственно алкилсульфаты непросулыфатированные спирты углеводороды и другие несульфирован- ные соединения Сульфат натрия Хлористый натрий Кальцинированная сода Едкий натр Вода В том числе реакционная ’ . . 1 Всего Содержание алкилсульфатов в реакционной массе Содержание сухих веществ в алкилсульфа- тах Содержание воды в пасте 285+9=294 294-100 = 320 92 '320-3 = 10 100 320-5 = 16 100 294-100 = 2940 10 2940—(294+Ю+16)=2б20 1399 1292 57 50 86 132 10 9 2745 120 4381 1399-100 Д2 = = 31,9% 2 4381 (1399+86+132+10+9) Во — — 4381 = 37,4% 100—37,4=62,6%
22 Заказ 1236
337
Баланс продуктов реакции сульфатирования и нейтрализации
жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой приведен в табл. 78.
Таблица 78
Сырье Количе- ство, кг Продукты реакции 1 Количе- ство, кг
Жирные спирты Хлорсульфоновая кислота . . Раствор щелочи 1000 527 2940 Алкилсульфаты (паста) .... Хлористый водород 4381 86
Всего 4467 Всего 4467
Получение соляной кислоты
при переработке первой фракции жирных спиртов
Хлористый водород, отдуваемый из реакционной массы после
сульфатирования, при орошении водой в скруббере превращает-
ся в 30%-ную соляную кислоту.
Если принять коэффициент улавливания хлористого водорода
80% от количества, поступающего в скруббер, то выход 30 %-ной
соляной кислоты составит:
а) при переработке первой фракции спиртов
с' 110-80 ,
c'hci = ——— = ЯзЛ кг1т,
б) при переработке второй фракции спиртов
Г'" 86 • 80 ,
GHci = —— = кг/т.
Расход натровой щелочи в контрольном скруббере на нейтра-
лизацию 20% хлористого водорода, оставшегося в воздухе, опре-
деляется из расчета моль на моль с 5%-ным избытком по срав-
нению с теоретическим.
Расход каустической соды:
при переработке первой фракции жирных спиртов
НО 0,2 • 40.- 1,05
36,5 • 0,92
= 28 кг/пт,
при переработке второй фракции жирных спиртов
86 0,2 • 40 1,05
36,5 • 0,92
= 22 кг!т.
Расчет состава смеси алкилсульфатов
Алкилсульфаты, полученные при переработке различных
фракций жирных спиртов, при использовании их в составе синте-
тических моющих средств обычно смешивают между собой. Для
дальнейших расчетов принимают, что первую и вторую фракцию
338
жирных спиртов вводят в моющие средства в равных соотноше-
ниях.
.Состав получающейся смеси продуктов находят, пользуясь
следующим методом. Количество продуктов реакции сульфати-
рования 1 т первой фракции жирных спиртов, по данным
табл. 76, составляет 5323 кг; то же, при переработке 1 т второй
фракции жирных спиртов, по табл. 77, — 4381 кг. Суммарное ко-
личество продуктов реакции будет 5323 + 4381 = 9704 кг.
В смеси на долю алкилсульфатов из первой фракции жирных
спиртов будет приходиться
D 5323 „сс
Л = ------= 0,55 части;
9704
соответственно на долю алкилсульфатов из второй фракции жир-
ных спиртов
Таблица 79
Компоненты Количество алкилсульфатов, кг Состав смеси алкилсульфатов из первой и второй фракций жирных спиртов
из первой фракции жирных спиртов из второй фракции жирных спиртов кг к итогу
Алкил сульфаты В том числе собственно алкилсуль- 1513-0,55 1399-0,45 1462 30
фаты 1444-0,55 1292-0,45 1376 28,2
Несульфатированные соединения Из них 69-0,55 107-0,45 86 1,8
несульфатированные спирты, . углеводороды и другие не- 39-0,55 57-0,45 46 1
сульфированные соединения 30-0,55 50-0,45 40 0,8
Сульфат натрия 111-0,55 86-0,45 100 2
Хлористый натрий 170-0,55 132-0,45 154 3,1
Кальцинированная сода 12-0,55 10-0,45 11 0,2
Едкий натр 11-0,55 9-0,45 10 0,2
Вода 3506-0,55 2745-0,45 3163 64,5
Всего ... Содержание собственно алкилсуль- 5323-0,55 4381-0,45 4900 100-
фатов в % к органической части Содержание углеводородов и не- сульфатированных спиртов в % 1376-10( 1462 86-100 = 94%.
к органической части То же, в % к собственно алкил- — 1462 86-100 — 6%
сульфатам 1 — — 1376 = 6,2 %
п 4381 п л с
-Р» =-------= 0.45 части.
9704
22*
339
В таком же соотношении будут участвовать в смеси каждый
из компонентов.
Например, количество алкилсульфатов, содержащихся в сме-
си продуктов реакции, будет
А = 1513 • 0,55 + 1399 • 0,45 = 1462 кг.
Аналогичным образом определяют количество остальных про-
дуктов реакции, находящихся в смеси.
Состав компонентов смеси продуктов реакции сульфатирова-
ния хлорсульфоновой кислотой двух фракций жирных спиртов
приведен в табл. 79.
Удельные расходы сырья и материалов при переработке двух
фракций жирных спиртов и их смеси приведены в табл. 80. Рас-
ход рассчитан на 1 т перерабатываемых жирных спиртов и на
1 т получающихся алкилсульфатов.
Удельные расходы сырья на 1 т смеси жирных спиртов полу-
чаются как средние арифметические из удельных расходов на
каждую фракцию. Удельные расходы сырья на 1 т смешанных
алкилсульфатов подсчитаны на основе найденных выше коэффи-
циентов Р{ и Р2.
Таблица 80
Сырье и материалы Удельный расход (кг/m) при переработке спиртов с молекулярной массой
Мг = 185 М2 = 228 смеси обеих фракций
На 1 m жирных спиртов
Жирные спирты 1000 1000 1000
Хлорсульфоновая кислота 673 527 600
Каустическая сода Выход соляной кислоты концентраци- 409 320 365
ей 30% 293 230 261
На 1 иг алкилсульфатов (товарных)
Жирные спирты 661 715 685
Хлорсульфоновая кислота 445 375 415
Каустическая сода Выход соляной кислоты концентра- 270 230 252
цией 30% 194 165 • 180
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС СУЛЬФАТИРОВАНИЯ ВЫСШИХ ЖИРНЫХ
СПИРТОВ СЕРНОЙ КИСЛОТОЙ
Для сопоставления эффективности сульфатирования высших
жирных спиртов различными сульфирующими агентами ниже
приведен пример сульфатирования второй фракции жирных
спиртов (М2 = 228) серной кислотой.
340
Реакция сульфатирования серной кислотой первичных насы-
щенных жирных спиртов протекает по уравнению:
RCH2OH + H2SO4 J RCH2OSO3H + H2O. (IV-14)
Нейтрализация сульфоэфира едкой щелочью проходит по
приведенному выше уравнению (IV-2). Как видно из этих урав-
нений, расход серной кислоты и натровой щелочи составляет
моль на моль жирных спиртов.
Как и в случае сульфатирования хлорсульфоновой кислотой,
эфир, образующийся в результате присоединения сульфогруппы,
увеличивает реакционную массу на 80 единиц, а после нейтрали-
зации при получении алкилсульфатов — на 102 единицы.
Следовательно, выход'сульфоэфиров из смеси жирных спир-
тов, имеющих молекулярную массу М2 = 228, будет в процентах
к массе (весу) спиртов, вошедших в реакцию:
<+.э
(228 4-80) 100
228
= 135,1 %,
или по массе (весу)
Ge.
при переработке 1 т спиртов
= (228 + 80) 1000 = 1351 кг.
228
Соответственно выход алкилсульфатов составит
G (228 W2) W = и
228
или по весу при переработке 1 т жирных спиртов
Сас=(228+ 102Н000 = 1447 кг_
228
При сульфатировании серной кислотой глубина превращения
спиртов обычно не превышает т| = 0,8. В составе жирных спиртов
содержатся, как указано выше, углеводороды и другие несуль-
фирующиеся соединения в количестве У2 = 5%. Исходя из урав-
нения (IV-5) выход сульфоэфиров из 1 т спиртов, направленных
на сульфатирование, составляет
Gc э (100 — У2) д _ 1351 (100-5)0,8 = 1Q27
G'
100 100
В составе продуктов реакции содержатся:
а) исходные углеводороды (и другие несульфированные сое-
динения) в количестве
1000У2 _ 1000-5 _
й • 100 юо
б) несульфатированные спирты в количестве
gH = (1000 — gl) (1 — т)) = (1000 — 50) (1 — 0,8) = 190 кг.
341.
Всего углеводородов и несульфатированных спиртов
GH = 50 + 190 = 240 кг.
Общее количество продуктов реакции сульфатирования
Оэ = Gc’-э + G„ = 1027 + 240 = 1267 кг.
Выход собственно алкилсульфатов из 1 т жирных спиртов с
учетом глубины сульфатирования составит
Q = Gac (100- У2) т; = 1447(100-5) 0,8 = } 1Q()
асч 100 100
Общий выход товарных алкилсульфатов с учетом углеводоро-
дов и несульфатированных спиртов
Gac.T = Gac,4 + Gs = 1100 + 240 = 1340 кг
Содержание собственно алкилсульфатов в реакционной
смеси (в % к органической части):
(?асч==И°0-1£0== 82 2.
1340
Содержание углеводородов и несульфатированных спиртов
(в %| к органической части)
г 240-100 „
G„ =--------- = 17,8,
1340
Теоретический расход серной кислоты [молекулярная масса
(вес) Als = 98] на сульфатирование 1 т жирных спиртов равен
Г 1000 • 98 .on
GKf =--------= 430 кг.
228
С учетом глубины сульфатирования расход серной кислоты
на 1 т жирных спиртов составит
Г 1000(100— у2) 7] 98 1000(100 — 5) 0,8 • 98
228 100 228 100
Практически для повышения глубины сульфатирования вво-
дят серную кислоту в количертве 250% от теоретически рассчи-
танного. (Избыточная серная кислота поглощает реакционную
влагу).
Расход серной кислоты
327 -250 о. -
GK =---------=817 кг.
100
Избыток серной кислоты
GK , = 817 — 327 = 490 кг.
кизо
342
Для сульфатирования применяют серную кислоту, содержа-
щую а = 98% H2SO4. Расход серной кислоты на сульфатиро-
вание 1 т жирных спиртов
• 100 817 • 100
GK = -----=--------= 834 кг.
98 98
С серной кислотой вносится в реакционную массу вода в
количестве 2% от ее массы (веса), что составляем
IFp, =-----=17 кг.
P1 100
В результате реакции сульфатирования выделяется один моль
воды на моль сульфатируемых жирных спиртов.
С учетом глубины сульфатирования количество выделяющей-
ся реакционной воды будет равно
= 1000 18 (1005) 0,8 = б0 кг_
1 228 100
На нейтрализацию сульфоэфиров расходуется моль на моль
едкого натра. Теоретический расход едкого натра на эту опера-
цию составляет
G _J027-40 __ .
мпт — ------- — ЮО Лс.
228 % 80
В результате реакции нейтрализации сульфоэфиров образует-
ся один моль воды на каждый моль сульфоэфира.
Количество образующейся при этом реакционной воды
™ 1027 • 18 дп
U70„ = ------ = 60 кг.
12 228 + 80
При нейтрализации избыточной серной кислоты расходуется
два моля едкого натра на моль кислоты, или по
= 490 д|-; 4°- = 400 кг.
Общий теоретический расход едкого натра на
продуктов сульфатирования составит
+ биъ = 133 + 400 = 533 кг.
При нейтрализации вводят избыток щелочи около 3% от тео-
ретического, или по массе (весу)
вщ-3 533-3
G,„ — —S----=------= 16 кг.
щ 100 100
Весь расход едкого натра
2бщ= 533 + 16 = 549 кг.
Для нейтрализации применяют каустическую соду, содержа-
щую 92% NaOH.
массе (весу)
нейтрализацию
343
Расход стандартной каустической соды на производство ал-
килсульфатов из 1 т жирных спиртов будет
г 549 100
т = ----------= 600 кг.
92
Вместе с каустической содой в реакционную массу вводят 3%
от массы (веса) ее кальцинированной соды и 5% хлористого
натрия.
Всего в реакционную массу вносится:
а) кальцинированной соды
б) хлористого натрия
Г 600 • 5
и, =------- = 30 кг.
° 100
Нейтрализация избыточной серной кислоты происходит по
уравнению (IV-12)
H2SO4 + 2NaOH -> Na2SO4 + 2Н2О
98 2-40 142 2 • 18
На каждый моль серной кислоты образуется один моль суль-
фата натрия и два моля воды.
Количество образующегося сульфата натрия
г 490-142 „1П
=--------= 710 кг.
98
Количество образующейся реакционной воды
1КР1 = 4902 22 18__ = 180 кг.
Р1 98
Для нейтрализации применяют обычно раствор едкой щело-
чи концентрацией а = 15%. Количество раствора щелочи
549 100 оссп
Спасти = ------ = 3660 кг.
раств 15
Содержание воды в этом растворе
Г = GpacTB - (2бщ + Ga + G6) = 3660 - (549 + 18 +
+ 30) = 3063 кг.
Полученные расчетом данные — баланс продуктов реакции
сульфатирования 1 т жирных спиртов (Л42 = 228) серной кисло-
той— приведены в табл. 81.
Концентрация алкилсульфатов (включая углеводороды и не-
сульфатированные спирты) в полученной пасте
1340 U00
2 5494
344
Таблица 81
Сырье Коли- чество, кг Продукты реакции Коли- чество, кг
Жирные спирты с молеку- Алкилсульфаты натрия . . . 1340
лярной массой (весом) М2 = 228 1000
В том числе В том числе
углеводороды (и другие собственно алкилсуль- 1100
несульфатирующиеся фаты
соединения) 50 несульфатированные сое-
Сериая кислота 98%-ная 834 динения 240
Из них
углеводороды несульфатированные 50
спирты 190
Сульфат натрия 710
Кальцинированная сода . . 18
Хлористый натрий ..... 30
Каустическая сода ..... 16
Раствор едкого натра . . . 3660 Вода 3380
В том числе реакционная 300
Всего 5494 Всего 5494
Содержание углеводородов и несульфатированных спиртов к
массе (весу) собственно алкилсульфатов
я=Л9О±5О)12О_ = 21!8о/о.
1100
В том числе углеводороды
У _ 50 100
1100
Несульфатированные спирты
и 190 100
лс =---------
1100
= 4,5%.
= 17,3%.
Содержание солей (сульфата натрия, углекислой соды, хло-
ристого натрия, а также свободной едкой щелочи) в процентах
к массе (весу) пасты
Q = (710 + 18 + 30+ 16) 100 = и j
п 5494 ’ °'
То же, в процентах к массе (весу) алкилсульфатов (всех,
включая- несульфатированные):
с _ (710 + 18 + 39 + 16)100 _ .„0/
а 1340 /о-
345
Содержание воды в пасте:
W = 3380 • 100 = 61,5%.'
5494
Расход серной кислоты и олеума
Серную кислоту концентрацией а = 98% приготовляют сме-
шением купоросного масла концентрацией ак = 92% и олеума,
содержащего а0 — 20% свободного SO3.
Расход олеума на 1 т сульфатируемых спиртов определяют
из уравнения
Go = ----GK (а~ ак)-- =------834 (98 - 92)-= <)0 _
100 +0,225 ай — ак 100 + 0,225-20—92
(IV-15)
Расход купоросного масла
GM = GK — Go = 834 — 400 = 434 кг.
Удельный расход сырья и материалов на получение алкил-
сульфатов из 1 т жирных спиртов при сульфатировании их сер-
ной кислотой приведен в табл. 82.
Таблица 82
Расход иа 1 т, кг
Сырье и материалы
сульфати-
руемых жир-
ных спиртов
алкилсуль-
фатов
Жирные спирты....................
Олеум............................
Купоросное масло.................
Каустическая сода ...............
1000
400
434
600
746
300
324
450
В табл. 83 дано сопоставление удельных расходов сырья и
качества продукции при сульфатировании одной и той же фрак-
ции жирных спиртов хлорсульфоновой и серной кислотами.
Как видно из табл. 83, при сульфатировании хлорсульфоно-
вой кислотой качество продукции и удельный расход сырья по-
лучаются значительно более благоприятными, чем при сульфати-
ровании серной кислотой.
Поэтому, несмотря на более сложное оборудование, которое
применяют при работе с хлорсульфоновой кислотой в качестве
сульфатирующего агента, впредь до разработки новых агентов
или условий сульфатирования, обеспечивающих достаточную
глубину превращения спиртов, предпочитают проводить сульфа-
тирование жирных кислот хлорсульфоновой кислотой.
Физико-химические параметры жирных спиртов и продукты
их сульфатирования серной и хлорсульфоновой кислотами при-
ведены в табл. 84 (данные ВНИИСИНЖа).
346
Таблица 83
Сырье Технико-экономические показатели (на 1 т алкилсульфатов, кг) при суль- фатировании жирных спиртов
хлорсульфоновой КИСЛОТОЙ серной кислотой
на 1 т товарных алкил- сульфатов на 1 m чистых алкил- сульфатов на 1 т товарных алкил- сульфатов на 1 т чистых алкил- сульфатов
Жирные спирты (М = 228) 715 774 746 910
Хлорсульфоновая кислота 377 408 — —
Олеум — — 300 364
Купоросное масло — — 324 394
Каустическая сода, 228 247 450 547
Выход соляной кислоты 165 178 — —
Содержание углеводородов и несуль-
фатированных жирных спиртов в %
к массе (весу) собственно алкил-
сульфатов 7,6 — 21,8 —
В том числе несульфатированные
спирты 4,0 — 17,3 —
Таблица 84
Наименование соединений | Молекулярная 1 масса (вес) 1 Температура, °C | Теплоемкость, ккал&ке-град) Плотность, кг/м3 Динамическая вязкость, спз Теплопровод- ность, ккал!(м-ч-град) X
Первичные жирные спирты 198 30 .— 831 15,23 — —
(температура застывания 198 40 — 822 10,71 — —
16° С) 198 50 — 815 — — —
Сульфоэфиры . . .
Алкилсульфат натрия
Сульфатирование жирных спиртов серной кислотой
278 40 0,518 1048 75,38 0,138 <0,10
300 30 St .— 59,60 —
300 40 0,593 1064 — 0,143 8—8,5
Сульфатирование жирных спиртов хлорсульфоновой кислотой
Сульфоэфиры :...........I 278 I 25 10,368 1 1030 144,9 I — I —
Алкилсульфат натрия . . . | 300 | 40 ] 0,73 | 1055 | 23,93 | 0,176 | 8—8,5
ТЕПЛОВОЙ ЭФФЕКТ ПРОЦЕССА СУЛЬФАТИРОВАНИЯ ВЫСШИХ
ЖИРНЫХ СПИРТОВ И НЕЙТРАЛИЗАЦИЯ СУЛЬФОЭФИРОВ
Поддержание заданной оптимальной температуры процесса
сульфатирования имеет существенное значение.
347
Изменение температуры оказывает влияние не только на ско-
рость реакции, но и на характер получаемых продуктов. Ввиду
того что реакция протекает со значительным выделением тепла,
процессы сульфатирования и нейтрализации проводят в условиях
интенсивного охлаждения.
Количество тепла, которое должно быть отведено из реакци-
онной массы, в общем виде может быть представлено следующим
уравнением теплового баланса:
<2к = Qi + Q2 ~ Q3 ккал, (IV-16)
где Qi — физическое тепло реагентов, поступающих в реактор,
ккал;
Q2 — тепло, выделяющееся в процессе реакции, ккал;
Q3 — физическое тепло продуктов реакции, ккал.
Пользуясь этим уравнением, находят количество тепла, кото-
рое следует отвести при переработке жирных спиртов.
1. Тепловой эффект сульфатирования хлорсульфоновой кис-
лотой 1 т жирных спиртов первой фракции (ЛД = 185) находят
следующим образом.
Физическое тепло реагентов, поступающих в реактор:
Q, = 1000 с/, + GmC1t2 = 1000 • 0,54 • 35 + 673 • 0,28 20 =
= 22670 ккал,
где с — теплоемкость жирных спиртов; с = 0,54 ккал/(кг• град);
Ci — теплоемкость хлорсульфоновой кислоты; ct =
= 0,28 ккал/(кгград);
/1 — температура жирных спиртов; 'G = 35° С;
/2— температура хлорсульфоновой кислоты; /2 = 20° С;
G0T — количество технической хлорсульфоновой кислоты, рас-
ходуемой на сульфатирование 1 т жирных спиртов пер-
вой фракции; согласно табл. 75 G0T = 673 кг.
Суммарный тепловой эффект процесса сульфатирования жир-
ных спиртов хл'орсульфоновой кислотой зависит от молекулярной
массы (веса) спиртов М и, по данным ВНИИСИНЖа, определя-
ется из уравнения
10,8 1000 .
q = — ---------- ккал/кг,
(IV-17)
где 10,8 — тепловой эффект сульфатирования жирных спиртов
хлорсульфоновой кислотой, ккал/(г-моль).
- Для спиртов с молекулярной массой ЛЬ = 185 тепловой эф-
фект сульфатирования равен
_ 10,8 • 1000
~ 185
= 58,4 ккал/кг.
q
При сульфатировании 1 т этой фракции спиртов согласно вы-
шеприведенным расчетам в реакцию вступает следующее их ко-
личество:
в;
1000(100 — У,) rt 1000(100 — 3) 0,96 nQ,
-----------------= —------------------- Уо1 кг.
100 '
100
348
Тепло, выделяющееся в результате сульфатирования, состав-
ляет
Q2 = Gc q = 931 - 58,4 = 54370 ккал.
Физическое тепло образующихся продуктов реакции находят
из уравнения
Q3 = G" э сф3 = 1673- 0,368 30 = 18470 ккал,
где G' — количество продуктов реакции сульфатирования; по
табл. 75, G"3 = 1673,кг;
с2— теплоемкость сульфатированной массы; согласно
табл. 84, с2 = 0,368 ккал/(кг-граду
t3 — температура сульфомассы; t3 = 30° С.
Подставляя полученные значения в уравнение (IV-16), полу-
чают количество тепла, которое должно быть отведено из реак-
ционной массы;
Qx = 22670 + 54370 — 18470 = 58670 ккал.
Это количество тепла снимается при охлаждении циркули-
рующей сульфомассы в выносном холодильнике.
Для определения кратности рециркуляции обычно принима-
ют, что кратковременное повышение температуры сульфомассы
не должно превышать AG = 12° С.
Количество сульфомассы, возвращаемой в реактор из холо-
дильника, в килограммах на килограмм реагентов находят из
уравнения
фс =----------1 =---------------1 = 6,9 кг/кг. (IV-18)
1673-0,368-12
2. Тепловой эффект процесса нейтрализации. Дальнейшая об-
работка сульфатированной массы сводится к нейтрализации ее
раствором натровой щелочи.
Тепловой баланс процесса нейтрализации будет
QH = Q4 + Q5-Qe> (IV-19 )
где Q4 — физическое тепло сульфоэфиров и раствора щелочи,
вводимых в реакцию, ккал;
Qs — тепло, выделяющееся в процессе нейтрализации суль-
фоэфиров, ккал;
Q6 — физическое тепло алкилсульфатов, ккал.
Физическое тепло сульфоэфиров и раствора щелочи состав-
ляет
Qi = (Gc" э — G1B) c2t3 + G.,.,r... = (1673 — 110) 0,368 • 30 +
. +-3760 • 0,9 • 20 = 85000 ккал,
где G’ в — количество отдуваемого хлористого водорода;
GXB = НО кг;
Сраств—количество раствора щелочи, вводимого на ней-
трализацию; по данным табл. 76, GpaCTB = 3760 кг;
349
с3 — теплоемкость раствора щелочи концентрацией
10%; Сз = 0,9 ккал! (кг • град).
Тепло, выделяющееся в процессе нейтрализации сульфомас-
сы, зависит от молекулярной массы (веса) жирных спиртов и ус-
ловий ведения процесса. Для жирных спиртов со средней моле-
кулярной массой (весом) 214, по данным ВНИИСИНЖа, сум-
марное количество тепла, выделяющееся при нейтрализации
сульфоэфиров, составляет 129,4 ккал/кг. В расчетах Гипрожира
для жирных спиртов с молекулярной массой 212 принято
143,7 ккал [кг.
Для дальнемих расчетов (с учетом переработки спиртов с
молекулярной массой Mi = 185) принято q = 140 ккал[кг суль-
фомассы. Общее количество тепла, выделяющегося при нейтра-
лизации сульфоэфиров, получающихся от переработки 1 т жир-
ных спиртов, составит
Q5 = G.M q = 1563 • 140 = 21 8800 ккал,
где GCM— количество сульфомассы; GCM=G3+GXB1 + GK +
+ G' = 1403 + 74 + 27 + 59 = 1563 кг,
где G3— количество сульфоэфиров; G3 = 1403 кг;
Gx.Bl —остаток хлористого водорода; GX.B1 = 74 кг;
G} — количество серной кислоты; GK = 27 кг;
G ' — избыток хлорсульфоновой кислоты; G' = 59 кг.
Физическое тепло, уносимое продуктами реакции нейтрализа-
ции, составляет
Q6 = Gn.Hc4/4 = 5323 • 0,73 • 40 = 155500 ккал,
где Gп.н — количество продуктов реакции нейтрализации; по
табл. 76, Gn.H — 5323 кг;
Ct — теплоемкость продуктов реакции нейтрализации; при-
нимают с4 = 0,73 ккал[ (кг град);
G — температура этих продуктов; G = 40° С.
Тепло, отводимое от реакционной массы в процессе нейтрали-
зации:
QH = 85000+218800 — 155500 = 140300 ккал.
Кратность рециркуляции массы определяют по уравнению
(IV-18), принимая А4 = 8° С.
, 140300 1 о г
фн -----------------1=3,5 кг кг.
т 5323 - 0,73 .8
При использовании серной кислоты в качестве сульфирую-
щего агента тепловой эффект реакции сульфатирования жирных
спиртов составляет 83 ккал/кг. Тепловой эффект разбавления
серной кислоты реакционной водой зависит от избытка кислоты.
Суммарный тепловой эффект, нейтрализации смеси кислых суль-
фоэфиров и свободной серной кислоты равен 175 ккал/кг.
350
Глава 2
ПРОИЗВОДСТВО
СИНТЕТИЧЕСКИХ МОЮЩИХ ПОРОШКОВ
Среди синтетических моющих средств главное значение име-
ют порошкообразные продукты. На их долю приходится 80—
90% и более от всего производства этой продукции.
СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА
Схема производства синтетических гранулированных мою-
щих порошков представлена ниже. Для удобства она условно
разделена на три участка: 1) приготовление композиции,
2) сушка композиции и получение порошков и 3) смешивание,
расфасовка и упаковка порошков. Отдельно приведена схема
растворения силиката натрия.
Схема приготовления композиции
Схема приготовления композиции изображена на рис. 75.
Сульфонол (алкилбензолсульфонат), поступающий на завод в
виде чешуек или гранул в крафт-мешках, выгружают в аппарат/
для растворения его в горячей воде. Насосом 2 водный раствора
сульфонола перекачивают в сборник 3. В сборниках 4 хранят
смесь алкилсульфатов натрия, поступающую из цеха сульфати-
рования. При помощи насосов 5 водные растворы сульфонола и
алкилсульфатов можно перекачивать из сборника в сборник.
Алкилоламиды расплавляют в аппарате 6 и насосом 7 перекачи-
вают в сборник 8. Раствор силиката натрия хранят в сборни-
ках 9.
Все сыпучие компоненты подают со склада сырья системой
транспортеров 10 в запасные бункера: 11 — для сульфата нат-
рия, 12 — для карбоксиметилцеллюлозы, 13— для кальциниро-
ванной соды, 14 — для триполифосфата натрия и 15 — для воз-
вратной пыли от циклонов. При помощи автоматических дозато-
ров 16 сыпучие компоненты в заданном соотношении поступают
на транспортер 17, подающий их в реакторы-смесители 18, в ко-
торых готовят композицию моющих порошков.,..
Сначала в реактор, обогреваемый горячей водой, при рабо-
тающей мешалке подают через автоматические весы 19 водные
растворы поверхностно-активных веществ, раствор силиката' нат-
рия и из мерника 20 воду. В полученную смесь добавляют рас-
плавленные алкилоламиды. Затем подают сыпучие компонен-
ты — карбоксиметилцеллюлозу, сульфат натрия, кальцинирован-
/ную соду и в конце триполифосфат натрия.
Композиция, приготовленная в аппарате 18, через фильтр 21
поступает в насосы 22, передающие ее в промежуточную мешал-
351
I
Из сыЪда сырья 10
ку 18 а, откуда направляется в гомогенизатор (диспергатор) 23,
в котором находящиеся в композиции конгломераты и’ комочки
тщательно растираются и диспергируются. Далее насосом 24
композиция перекачивается в деаэратор 25, где из нее удаляется
воздух. Вакуум в деаэраторе создается при помощи вакуум-на-
соса 26, присоединенного к деаэратору через конденсатор 27.
Конденсационная вода собирается в коробке 28, откуда насосом
29 перекачивается в подготовительное отделение, где использу-
ется для растворения новых партий сырья. Деаэрированная ком-
позиция,чсобирается в небольшом промежуточном сборнике 30,
из которого'насосом 31 направляется на сушку.
Сушка синтетических моющих порошков
Схема сушки синтетических моющих порошков показана на
рис. 76. Композиция, приготовленная, как указано выше, из
сборника 1 паровым насосом 2 подается через фильтр 3 в трех-
скальчатый насос высокого давления 4. Отсюда под избыточным
давлением 30—80 ат композиция подается в форсунки сушильно-
распылительной башни 5. На линии высокого давления для ком-
пенсации толчков, создаваемых поршневым насосом, устанавли-
вают ресиверы 6.
Сушильным агентом в современных сушильных башнях слу-
жит смесь топочных газов и воздуха с начальной температурой
200—400° С.
Топочные газы образуются в специальной-топке 7 в результа-
те сжигания природного газа или малосернистого мазута. Воздух
для поддержания горения подается в топку вентилятором 8. При
параллельном движении высушиваемого материала и газов го-
рячие газы вентилятором 9 нагнетаются в верхнюю часть су-
шильной башни, а при противоточном их движении в нижнюю
часть сушильной башни.
Высушенный порошок в виде мелких гранул с остаточной
влажностью не более 8% охлаждается до 70° С в конической ча-
сти сушильной башни воздухом, который нагнетается вентиля-
тором 10. Готовый порошок транспортером И после дополнитель-
ного охлаждения отводится в отделение расфасовки.
Отработанные сушильные газы, покидающие сушильную баш-
ню, пропускают через батарею циклонов 12, в них отделяется
большая часть увлеченных ими мелких частиц порошка. Эти ча-
стички возвращаются через бункер в реакторы для приготовле-
ния композиции.
На другой схеме (на рисунке не показано) мелкие частицы
моющих порошков, отделившиеся в циклонах, возвращаются в
сушильную башню и смешиваются с основной массой порошка.
Отработанные газы, отходящие из циклонов, вентилятором 13
нагнетаются в скруббер 14, в котором происходит его полная
23 Заказ 1236 353
Рис. 76. Схема сушки синтетических моющих порошков.
354
очистка от пылевидных частичек порошка. В скруббере газ»
орошаются раствором моющего порошка, концентрацией 30—
40%. Раствор подается в скруббер насосом 15 из циркуляцион-
ной мешалки 16. По мере повышения концентрации раствора
часть его отводится в реакторы, где и используется для приго-
товления композиции, а в мешалку 16 добавляется свежая вода.
Смешивание и расфасовка
синтетических моющих порошков
Схема смешивания и расфасовки моющих порошков приве-
дена на рис. 77. Выходящий из сушильной башни порошок до-
полнительно охлаждается в охладителе 1 воздухом, подаваемым
вентилятором 2.
Отработанный воздух, отходящий из охладителя порошков
1, направляется в циклон 3, где отделяется большая часть увле-
ченных им пылевидных частиц порошка. Окончательная очистка
воздуха перед выбросом его в атмосферу осуществляется во
втором оросительном скруббере.
Охлажденный порошок норией 5 через вибросито 6 подается
в промежуточный бункер 7. Отсеянные комки собираются в бун-
кере 4 откуда возвращаются в процесс. Из бункера 7 моющий
порошок поступает в автоматический дозатор 8, где к нему до-
бавляются парфюмерные отдушки и оптический отбеливатель.
В центробежных смесителях 9 происходит смешивание порошка
с этими компонентами.
Порошок, готовый к расфасовке, через промежуточные бун-
кера 10 поступает в норию И и далее ленточным транспортером
12 подается в запасные силосы 13 и 14, снабженные вибратора-
ми 24.
Если к порошку добавляют перборат, то его подают со скла-
да в промежуточный бункер 15 и через автоматический дозатор
16 он поступает в центробежные смесители 9. Далее порошок
через бункер 10 направляют на расфасовку и упаковку.
Порошки, предназначенные для расфасовки в пакеты, из
силосов 13 непрерывно поступают в питательную воронку 17 бы-
строходного расфасовочного автомата /3; заполненные пакеты
переходят на автомат 19, который их штабелирует и укладывает
в картонные короба или завертывает в крафт-бумагу, образуя
пачки. Далее ленточный транспортер 20 передает короба или
пачки обандероливающему автомату 21. Упакованный порошок
ленточным транспортером 22 подается к штабелирующей маши-
не 23, которая укладывает короба или пачки на поддоны. При
помощи электропогрузчика поддоны доставляются на склад.
Порошок, упаковываемый в крупную тару, из силосов 14 че-
рез полуавтоматические весы 25 насыпают в крафт-мешки 26.
Затаренные мешки транспортером 27 подаются к мешкозашивоч-
23* 355
Ji/r скрубберу
Рис. 77. Схема . смешивания и расфасовки синтетических моющих порошков.
356
ной машине 28, откуда транспортером 29 доставляются к штабе-
леукладочной машине 30, которая укладывает их на поддоны.
Далее электропогрузчиком они направляются в склад готовой
продукции.
Приготовление растворов силиката натрия
Силикат натрия, применяемый в производстве синтетических
моющих средств, поступает на предприятия в виде концентриро-
ванного раствора либо в виде «глыбы». В последнем случае его
растворяют в воде при нагревании.-
Схема приготовления растворов силиката натрия приведена
на рис. 78. Дробленая глыба через бункер на весах 1 поступает
на грохот 2, в котором промывается проточной водой от случай-
ных примесей, попавших в глыбу при транспортировке и хране-
нии. С грохота через гибкий рукав 3 промытая дробленая глыба
загружается в автоклав 4. Сюда же из напорной коробки 5 по-
дается рассчитанное количество горячей воды. Раствор силиката
натрия концентрацией 33%, образующийся при нагревании глы-
бы с водой при давлении 5—8 ат избыточных, сливается в про-
межуточный сборник 6, из которого насосом 7 подается в
фильтрпресс 8 для отделения нерастворившихся частиц. Осадок,
остающийся в фильтрпрессе, промывается горячей водой. Про-
мывные воды собираются в приемнике 9, из которого насосом 10
возвращаются в автоклав 4 для растворения новых партий сили-
ката глыб*ы. Осадок после промывки сбрасывают в корыто И и
далее вывозят на свалку.
Фильтрат стекает в сборники 12, откуда он насосом 13 пере-
качивается в отделение приготовления композиций.
Для приготовления раствора метасиликата натрия с отноше-
нием SiO2 к Na2O как 1 : 1 к раствору силиката натрия из мер-
ника 14 добавляют рассчитанное количество раствора каустичес-
кой соды.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Расчеты расхода сырья и материалов на производство синте-
тических моющих порошков ведутся на примере завода мощ-
ностью 30 тыс. г в год.
Синтетические моющие порошки приготовляют по разнооб-
разным рецептурам. В настоящей работе приведены три пример-
ных рецептуры, которые в какой-то мере могут оказать влияние
на технико-экономические расчеты и на состав оборудования
(табл. 85).
Принято считать, что порошки, вырабатываемые по рецепту-
ре № 1, предназначены для стирки тканей из шелковых, шерстя-
ных и химических волокон, очень чувствительных к щелочной
357
______mduivH_______
uiDxnunj тмннзидойу'
358
Таблица 85
Исходные компоненты Обозначение Рецептуры синтетических моющих порошков (В %)
№ 1 № 2 № 3
о ес 1 о среднее для рас- чета о ЕС 1 о 1) о 01 х о. « й с н а. 5, а> и ес у о ЕС 1 о ; среднее для рас- чета
Алкилсульфаты натрия Алкиларилсульфонаты на- а 30.-40 40 0—25 15 0—23 13
трия (сульфонол)1 . . ь 10—0 — 25—0 10 23—0 9,0
Алкилоламиды с — — 0-5 2,8 0—4,5 2,5
Карбоксиметилцеллюлоза d — 2—3 2,5 1,8—2,7 2,2
Триполифосфат натрия Сода кальцинированная и е 0—10 10 25—35 30 22—32 27
каустическая3 .... и 1—2 0,7 20—10 16 18—9 14,4
Силикат натрия .... к. — — 5—3 4 4,5—2,7 3,6
Силикат магния .... м —- — 0—4 2 0—3,5 1,8
Сульфат натрия .... Поваренная соль и дру- п 45—50 40 14—5 10 16—4,5 9
гие примеси2 ..... Перборат или перкарбо- О 2—4 4 1—3 2 0,9—2,7 1,8
наг натрия Краситель (оптический р — — — — 5—15 10
отбеливатель) .... У —. — 0—0,1 0,1 0,1—0,2 0,1
Отдушка Вода X Г 0—0,1 До 100 0,1 0,1—0,1 До 100 0,1 0,1—0,1 До 100 0,1
1 Алкиларилсульфонаты могут быть заменены частично алкилсульфоната-
ми или другими моющими веществами.
2 В рецептуры поступают вместе с другими компонентами.
среде; порошки, вырабатываемые по рецептуре № 2, предназ-
начаются для стирки окрашенных тканей и тканей из смешанных
волокон — хлопчатобумажных и синтетических и порошки по
рецептуре № 3 — для стирки белых тканей с кипячением.
Ввиду того что на заводе мощностью 30 тыс. т моющих по-
рошков в год, как будет указано ниже, предусматривается уста-
новка одного сушильного агрегата, принимается, что порошки
различного состава будут вырабатываться в известной последо-
вательности. Например, порошок по рецептуре № 1 будет выра-
батываться в течение первых дней недели — после зачистки обо-
рудования и коммуникаций. Порошки по рецептурам № 2 и 3
можно выпускать последовательно или параллельно; в послед-
нем случае порошок по рецептуре № 3 будет вырабатываться
путем смешивания порошка, приготовленного по рецептуре № 2.
с перборатом или перкарбонатом натрия.
Принятый для дальнейших расчетов режим работы завода
приведен в табл. 86.
359
Таблица 86
Продукция Выработка, m Число рабочих суток в году
в час в сутки в год
Порошки, вырабатываемые по рецеп- туре: № 1 3,3 75 3000 40
№ 2 4,8 НО 12000 . НО
№ 3 5,3 120 15000 125
Итого Резерв времени — — — 275 7
Всего — 30000 . 282
Среднесуточная производительность завода равна 109 т мак-
симальная производительность, на которую рассчитывают обо-
рудование,— 120 т) сутки.
Для расчетов принята прерывная рабочая неделя при кругло-
суточной работе. Выходной день отводится для чистки и ремонта
аппаратуры. Число рабочих суток 282 в году. В сутки принято
23 ч работы (машинное время).
Продуктовый баланс стадии приготовления композиции
Дальнейшие расчеты приведены на 1 т гранулированных по-
рошков влажностью 5%.
В производстве синтетических моющих порошков потеря
складываются из двух частей:
потери летучих соединений, содержащихся в поверхностно-ак-
тивных веществах в виде несульфатированных и несульфирован-
ных соединений. В процессе сушки порошков они летят вместе с
отработанными газами. Принято считать, что при этом теряется
примерно 50% от содержания их в исходном сырье (в алкил-
сульфатах, сульфоноле и Др-);
потери сухих веществ компонентов порошка (и самого порош-
ка), которые при хорошей герметизации транспортных элементов
и тщательной очистке отработанных газов можно принять в раз-
мере 1,5%.
Расход сырья на 1 т порошка, изготовляемого по рецептуре
№ 2, складывается из расхода отдельных компонентов: алкил-
сульфата натрия, сульфонола, алкилоламидов и других приведен-
ных ниже веществ.
360
Алкилсульфаты натрия. Состав смеси ал кил сульфатов нат-
рия, поступающей из цеха сульфатирования в виде пасты, сле-
дующий:
Компоненты * о/
/о
Алкилсульфаты натрия................................ 30,0
В том числе
несульфатированные соединения.................... 1,8
несульфатированные соединения в процентах к собст-
венно алкилсульфатам........................... 6,0
Сульфат натрия....................................... 2,0
Хлористый натрий..................................... 3,1
Сода кальцинированная ............................ 0,2
Сода каустическая.................................... 0,2
Вода ................................................ 64,5
При содержании в готовом порошке 15% алкилсульфатов
натрия расход их составит на 1 т порошка (с учетом потерь,
50% несульфатированных соединений)
г 1000 • 101,5 • 15/. , 6 50 \ 1С~
G„r =------------ 1 -----------=157 кг.
100 -100 V 100 • 100)
Количество пасты алкилсульфатов натрия.
GnaCTbI = 157 ' 1о-^ 523 кг.
30
Вместе с алкилсульфатами в композицию вводятся следую-
щие компоненты:
а) несульфатированные соединения
Gs, = Gac[l — (1 — 0,06)] = 157 [1 — (1—0,06)1 = 9 кг,
из них остается в готовом порошке 50%
х,' 9-50 .
Gs =-------= 4,5 кг\
100
б) сульфат натрия
Г 523-2 .. п с
Gn =-------= 10,5 кг-,
100
в) хлористый натрий
Г 523-3,1 1С о ,
Gx н =------= 16,2 кг;
100
г) сода кальцинированная
G = 523 - °'2 = 10 кг;
100
д) сода каустическая
Г 523 - 0,2 . п
G =?-------= 1,0 кг;
щ - 100
е) вода
w = 523 • 64,5 = 337 3
а 100
361
Сульфонол. Состав сульфонола, получаемого хлорным мето-
дом, принят следующий:
Компоненты Состав, %
Алкиларилсульфонаты.................................. 93
В том числе
несульфированные соединения....................... 2
Сульфат натрия ....................................... 5
Вода ................................................. 2
Расход чистого сульфонола при содержании его в порошке
в количестве 10%
1000 101,5 10 Л
100 100 (
2-50 \
100 • 100 /
102,5
кг.
Расход сульфонола товарного
GB • 100 102,5-100
(jjj - ----------
93 93
= 110,2 кг.
Вместе с сульфонолом поступают в композиционную мешалку
а) несульфированные соединения
<4 = 110,2 2 100 = 2,2 кг;
б) сульфат натрия
Опг = 110,2 5 100 = 5,5 кг;
в) вода
WB = 110,2 • 2 100 = 2,2 кг.
Сульфонол перед направлением в композиционную мешалку
растворяют в горячей воде до концентрации 50% сухих веществ.
Общее количество пасты
п (G^-We)100 _ (110,2 - 2,2) 100 9|f
50 50
Содержание воды в пасте
IFn = 216 —(110,2 —2,2) = 108 кг.
В том числе свежая вода, добавляемая для растворения суль-
фонола:
IF; = 108 — 2,2 = 105,8 кг.
Алкилоламиды. Они поступают в форме чешуек, упакован-
ных в крафт-мешки. Для расчетов принят следующий состав
алкилоламидов (в процентах): алкилоламиды 931 свободные
жирные кислоты 1; свободные амины 3; свободная щелочь 1.
362
Расход алкилоламидов при вводе их в рецептуру в количест-
ве 2,8% от массы (веса) порошка
г 1000 - 101,5 • 2,8 с
(jc = --------------= 30,5 кг.
100 • 93
Содержание в них свободных жирных кислот
„ 30,5-1
Сгж = —
Содержание свободных
GaM =
Содержание свободной
= 0 3 кг.
100
аминов
30,5 • 3
= 0 9 кг.
100
щелочи
30,5 1
= 0,3 кг.
100
Карбоксиметилцеллюлоза. Поступает в цех в виде порошка
или волокна. Согласно действующим техническим условиям со-
став ее принят следующий (в процентах): натровая соль карбо-
ксиметилцеллюлозы не менее 80; щелочи не более 5; влаги не бо-
лее 15.
Расход товарного продукта чистотой 80% при вводе в ком-
позицию в количестве 2,5% от массы (веса) порошка
Г 1000-101,5-2,5
100 - 80
Содержание щелочей в ней
Ощ =
Содержание влаги
31,7-5
100
= 31,7 кг.
= 1,6 кг.
31,7 15
100
Триполифосфат натрия. В нем содержится согласно техниче-
ским условиям собственно триполифосфата натрия не менее
92%, примесей в виде сульфата, хлоридов и других солей не бо-
лее 3%, влаги не бол её 5%.
Расход товарного триполифосфата натрия при вводе в ком-
позицию в количестве 30% от массы (веса) порошка
„ 1000-101,5-30
Ge= -------------- -
Содержание примесей
Gcoa
Содержание влаги
4,7 кг.
100 • 92
в нем в виде
_ 331 - з _ 10
~ 100 ~
331 кг.
солей
кг.
331-5
------= 16 кг.
100
363
Кальцинированная сода. По стандарту в ней содержится
Ыа2СОз 97%, примесей 1%, воды 2%. Расход товарной соды при
содержании ее в порошке 16% за вычетом содержащейся
в алкилсульфатах
г 1000-101,5-16 G 1000 • 101,5 • 16 1 .гс
“ 100-97 0,97 100-97 0,97
Вместе с содой в композицию вносятся:
а) примеси
Г 166-1 , _
Сгп =------= 1,7 кг;
100
б) вода
166 -2 о „
w.. =------= 3,3 кг.
“ 100
Силикат натрия. Он поступает в цех в виде раствора концент-
рацией 38%. Расход безводного силиката натрия при вводе его
в композицию в количестве 4% от веса порошка
1000 -101,5-4 ..
=------------- =41 кг.
к 100 • 100
В пересчете на раствор концентрацией 38%
+ 41 • 100 1(18
(jk =------= 108 кг.
38
Содержание воды в растворе силиката натрия
Гк= 108 — 41 = 67 кг.
Силикат магния. Поступает в виде раствора концентрацией
30%. Расход безводного силиката -магния при вводе его в ком-
позицию в количестве 2% от веса порошка
г 1000 • 101,5 2 .
и =---------------= 20 кг.
100 • 100
В пересчете на раствор концентрацией 30%
20 100 с„
Сгм =-------= 67 кг.
30
Содержание воды в растворе
Гм = 67 — 20 = 47 кг.
Сульфат натрия. В техническом продукте содержится 95%
собственно сульфата натрия (и других солей) и влаги 5%.
Расход технического сульфата натрия (за вычетом вносимого
с алкилсульфатами, сульфонолом и триполифосфатом натрия)
при содержании его. в порошке в количестве 10%
Q = 1000 101,5 10 _ + <%г + Gns __
100-95 0,95 ~
1000-101,5-10 10,5+ 5 5+ 10 оп
100 • 95 0,95
364
Содержание в нем влаги
JV7 8° • 5 л
W„ =--------= 4 кг.
п 100
Количество компонентов, загружаемых в мешалку при под-
готовке композиции моющих порошков, сведено в табл. 87.
Таблица 87
Компоненты
Алкилсульфат натрия..............
Сульфонол .......................
Алкилоламиды.....................
Карбоксиметилцеллюлоза...........
Триполифосфат натрия ............
Сода кальцинированная ...........
Силикат натрия 38 % -ный раствор . .
Силикат магния 30%-ный раствор . .
Сульфат натрия ...................
Итого.......
Количество компонентов,
загружаемых в мешалку,^ кг^т
всего в том числе
сухие вещества вода
523 185,7 337,3
216 108 108
30,5 30,5 —
31,7 27 4,7
331 315 16
166 162,7 3,3
108 41 67
67 20 47
80 76 4
1553,2 965,9 587,3
= 62,2%.
При этом концентрация сухих веществ в композиционной ме-
шалке составляет
965,9 100
tn =----------
1553,2
Для доведения концентрации сухих веществ до 60% необхо-
димо добавить в композиционную мешалку теплую воду в коли-
честве
F = 965 ’9 •10° — 1553,2 57 кг
60
Расход сывья для приготовления порошка
/ по рецептуре №3
-л /
Этот порошок, как указано выше, получается смешением по-
рошка № 2 с перборатом (или перкарбонатом) натрия.
Для определения расходных норм сырья при выработке по-
рошка по рецептуре № 3 необходимо найденные выше величины
умножить на коэффициент 0,9, если в состав порошка вводят
10% пербората (или перкарбоната) натрия. При другой норме
ввода этих компонентов коэффициент соответственно меняется.
365
Расход сырья для приготовления порошка,
по рецептуре №1
Концентрацию сухих веществ в композиции порошка, выра-
батываемого по рецептуре № 1, находят так же, как для порош-
ка, вырабатываемого по рецептуре № 2.
Расход алкилсульфатов натрия указанного выше состава при,
содержании его в готовом порошке в размере 40% будет
г 1000- 101,5 • 40 , 6 • 50 \ о
G =-------------- 1 Н---------= 418,2 кг.
а 100-100 \ 100-100 /
Количество вводимой пасты
с _ 418,2 100
30
= 1394 кг.
Вместе с алкилсульфатами в композицию поступают:
а) несульфатированные соединения
GS1 = 418,2 [1—(1 -0,06)] = 25 кг,
из них остает ся в готовом порошке 50% ' 25 * 50 » j-j Gs. = = 12,5 кг- 100
б) сульфат натрия Г 1394 -2 07 о й"'= 100 = 27-9 “'
в) сульф ат натрия Г 1394-3,1 „ Ох н = — = 43,2 кг-, 100
г) сода ка, льцинированная Г 1394-0,2 оо °- “ 100 -2’8
д)! сода каустическая Г 1394 -0,2 „о юо -2-8,c?;
е) вода га = —94 -4’5 = 899,1 кг. а 100
Количество товарного триполифосфата натрия при вводе его
в количестве 10% от веса порошка
1000 - 101,5 • 10
100-92
= 110,3 кг.
366
Расход сырья на производство синтетических моющих порошков по рецептурам
367
Содержание влаги в нем
IV7 110,3 • 5 с с
IF = --------= 5,5 кг.
е 100
Количество технического сульфата натрия, добавляемого в
композицию, за вычетом вводимого с алкилсульфатами натрия
при содержании его в порошке в количестве 40%:
Г 1000 • 101,5 -40 „„ п 1
G,, =---------------27,9 = 378,1 кг.
1 100 -100
Расход товарного сульфата натрия
378,1-100 ,пп
Gn =-----------= 400 кг.
95
Содержание в нем влаги
400-5 = 20
11 100
Содержание сухих веществ в композиции при производстве
порошков по рецептуре № 1 находят из уравнения
т (Ga + Gni+G^+GUi+G^ + Ge-We + G'n-Wn)-\W
бласты + % + Gn
= (418,2 + 27,9 + 43,2 + 2,8-ь 2,8 + 110,3 — 5,5 4- 400 — 20) 100 =
~ 1394+ 110,3 + 400
= 51,3%.
Расчеты расхода сырья на производство различных порошков
сведены в табл. 88.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ
Оборудование для приготовления
композиции моющих порошков
Аппарат для растворения сульфонола (рис. 79), принятый
в качестве типового на предприятиях синтетических моющих
средств, представляет собой цилиндрический, вертикальный
сварной сосуд со сферическим дном, плоской крышкой и паро-
вой рубашкой. Корпус аппарата изготовлен из кислотостойкой
стали. Внутри аппарата имеется вертикальная, тихоходная ме-
ханическая мешалка, приводимая в движение от индивидуально-
го электродвигателя через редуктор.
Аппарат снабжен люком для загрузки сырья и другой необ-
ходимой арматурой и гарнитурой.
368
Техническая характеристика аппарата
для растворения сульфонола
Диаметр, м .............................................. 1,8
Высота цилиндра, м....................................... 2,0
Полная высота, м......................................... 5,2
Поверхность греющей рубашки, м2......................... 15,2
Число оборотов мешалки в минуту ....................... 10
Мощность электродвигателя, кет........................... 4,5
Полный объем аппарата (Vc), м3 ..................... . 6,3
Масса (вес) аппарата, кг................................ 4500
Рис. 79. Аппарат для растворения
сульфонола:
/ — корпус; 2 — рубашка; 3 — механи-
ческая мешалка; 4 — привод с редукто-
ром.
При растворении сульфонола
гается из следующих операций:
режим работы аппарата сла-
Операция
Продолжи-
тельность, мин
Заполнение.......................................... 90 .
Подача воды....................................... 10
Нагрев и перемешивание ........................... 120
Перекачка в сборники .............................. 30
т = 250 = 4,2 ч
24 Заказ 1236
369
Количество потребных аппаратов для получения GB =
= 23,8 т/сутки раствора сульфонола концентрацией 50% находят
из уравнения
-------- —’----= 1,8; принимается 2 аппарата,
6,3.800.0,8-14
В этом уравнении
Рис. 80. Сборник для алкилсульфатов натрия
и сульфонола:
I — корпус; 2 — рубашка; 3 — механическая
мешалка; 4 — привод с редуктором; 5 — люк.
р —плотность раствора
сульфонола; по прак-
тическим данным,
принимается р =
= 800 кг/м3;
Ф — коэффициент запол-
нения аппарата; <р =
= 0,8;
Z —• число часов работы в
сутки; Z = 14 ч (две
смены).
Аппарат для плавления
алкилоламидов. Суточный
расход алкилоламидов
составляет 3,3 т; объем,
занимаемый алкилолами-
дами, равен
где 840 — плотность алки-
лоламидов, K2jM3.
Алкилоламиды рас-
плавляют в аппарате та-
кой же конструкции, как
и для растворения суль-
фонола. Устанавливают
один аппарат, кото-
рый работает одну сме-
ну-
Сборники. Для приема
и промежуточного хране-
ния алкилсульфатов,
сульфонола и других па-
стообразных видов сырья в цехе приготовления композиций уста-
навливают сборники. Это вертикальные, цилиндрические, свар-
ные, из кислотостойкой стали аппараты (рис. 80) со следующей
технической характеристикой:
370
Техническая характеристика сборника
Диаметр, м.................................... 2,4
Высота цилиндрической части, м................ 2,6
Полная высота, м............................... 6,25
Поверхность греющей рубашки, м'2.............. 9,5
Мощность электродвигателя, кет................ 2,8
Полный объем Vc. ма ............................ 16
Масса (вес) аппарата, кг....................... 4600
'Сборники рассчитывают для хранения примерно восьмичасо-
вого запаса сырья Ti = 8.
Согласно продуктовому балансу (см. табл. 88) при выработ-
ке моющих порошков по рецептуре № 2 суточный расход алкил-
сульфатов натрия в виде пасты Gпасты — 57,5 т.
Количество устанавливаемых сборников находят из урав-
нения
__ бпасты И_______57500 • 8_ __2
~ VCP1?Z1 ~ 16 • 820 0,8 • 23 ~ ’
где pi — плотность пасты смеси алкилсульфатов натрия; pi =
= 820 кг/м3;
<р — коэффициент заполнения аппарата; ср = 0,8;
Z\ — число часов работы цеха в сутки; Д = 23 ч.
При выработке порошков по рецептуре № 1 суточный рас-
ход алкилсульфатов натрия в виде пасты составит согласно дан-
ным табл. 88 G’ = 104,5 т.
ГшСтЫ
Для хранения восьмичасового запаса пасты необходимое ко-
личество сборников составит
, 104500 -8 о г
п = ----------------= 3,5.
16 • 820 -0,8-23
Устанавливают в цехе три сборника для алкцлсульфатов,
имея в виду, что при выработке порошков по рецептуре № 1,
можно использовать сборник, предназначаемый для хранения
раствора сульфонола.
Суточный расход раствора сульфонола равен GB = 23,8 т.
. Требуемое количество сборников составит
„ 23800 -8 по , л
п — ————— — о,о; устанавливают 1 сборник
16-800-0,8-23 Н
- Всего для хранения алкилсульфатов и сульфонола устанав-
ливают четыре сборника.
Для приема и промежуточного хранения растворов силиката
натрия и метасиликата натрия или силиката магния устанавли-
вают вертикальные сборники цилиндрической, со сферическим
дном и плоской крышкой формы, сварной конструкции из кис-
лотостойкой стали, с рубашкой для обогрева горячей водой
(рис. 81).
24* 371
Техническая характеристика вертикального сборника
Диаметр, м......................................... 2,2
Высота цилиндрической части, м....................... 2,7
Поверхность греющей рубашки, .и2..................... 15,7
Полный объем, л3................................ . 12,5
Масса (вес) сборника, кг............................. 4150
Суточный расход раствора силиката натрия составляет по
максимуму 11,9 т. Объем его равен
v 11900 RR .,3
1% ,, =-------= 8,8 мд,
•м 1350
где 1350 — плотность раствора силиката натрия концентрацией
(крепостью) 38%, кг/м3.
Один сборник полной ем-
костью 12,5 лг! обеспечивает
хранение суточного запаса.
Второй такой же сборник
устанавливают для раствора
метасиликата натрия и третий
для раствора силиката магния.
Последний (или трилон Б)
вводят в рецептуру моющих
порошков для защиты от кор-
розии аппаратуры и инвента-
ря, в которых ведется стирка.
Суточный расход алкилола-
мидов составляет 3,3 т = 4 м3.
Для приема и хранения алки-
лоламидов в целях однотипно-
сти оборудования устанавли-
вают один сборник полной ем-
костью 12,5 м3, такой же кон-
струкции как и для растворов
силиката натрия.
Всего в цехе устанавлива-
ют четыре таких сборника.
Бункера. Для приема и про-
межуточного хранения сыпу-
чих видов сырья — кальцинированной соды, триполифосфата
натрия, сульфата натрия — в цехе приготовления композиции
моющих порошков устанавливают бункера. В проектах Гипро-
жира для этих целей применяют вертикальные стальные с пира-
мидальным дном бункера.
Выпускное отверстие каждого бункера перекрывается затво-
ром, удерживающим материал от произвольного высыпания и
позволяющий регулировать его расход.
Емкость бункеров рассчитывают, исходя из восьмичасового
372
запаса сырья в цехе. Необходимый полный объем бункера нахо'
дят из уравнения
т/ -i
|/с =----М3,
где G — суточный расход материала, т;
т—размер запаса, ч; т = 8 ч;
ро — объемная масса (вес) материала, т/м3;
Ф — коэффициент загрузки бункера; ф = 0,9;
Z—число часов работы цеха в сутки; Z = 23 ч.
Суточный расход кальцинированной соды при выработке по-
рошков по рецептуре № 2 составляет Gu = 18,3 т; объемная
масса (вес) ее принимается ри = 0,6 т/м3.
Необходимый объем бункера для кальцинированной соды
т/ 18,3-8 ..
Vc, =------’-----= 12 м3.
0,6 • 0 9 23
Суточный расход сульфата натрия при выработке порошков
по рецептуре № 1 составляет Gn = 30 т, а его объемная масса
(вес) Рга = 1,2 т/м3.
Необходимый объем бункера для сульфата натрия
ус, =---------= Юл1.
г 1,2-0,9-23
Суточный расход триполифосфата натрия Ge = 36,4 т, его
объемная масса ре = 0,8 т/м3.
Необходимый объем бункера для триполифосфата натрия
т/ 36,4-8 „
Ус, =---------- = 18 м3.
0 8 • 0,9 • 23
Для приема и хранения сыпучих видов сырья устанавливают
однотипные бункера полной емкостью 18 м3.
Такая емкость промежуточных бункеров позволяет хранить
при выработке моющих порошков по рецептуре № 2 восьмича-
совой запас триполифосфата натрия, двенадцатичасовой запас
Кальцинированной соды и более суточного запаса сульфата нат-
рия, что обеспечивает необходимую маневренность цеха.
Аналогичным образом рассчитывают бункера для хранения
запасов карбоксиметилцеллюлозы и других сыпучих материалов.
Бункер для приема и хранения возвратной пыли. Отработан-
ный воздух, уходящий из сушильной башни, по практическим
данным, уносит 5—6% порошка в виде пыли. Этот порошок ча-
стично улавливается в циклонах и возвращается в производство.
В одних случаях он вдувается в сушильную башню и смеши-
вается со свежим порошком. В других случаях он используется
для приготовления композиции. При нормальной работе сушиль-
ной башни унос порошка не должен превышать 6%, из них при-
373
мерно 3% улавливается в циклонах, 1,5% улавливается в скруб-
бере, а 1,5% составляют производственные потери.
Для приема и хранения пылевидной фракции порошка, на-
правляемой в композиционную
мешалку, в цехе устанавлива-
ют бункер такой же конструк-
ции и емкости, как и для дру-
гих сыпучих материалов.
В течение часа в сушиль-
ной башне вырабатывается
порошок в количестве
Рис. 82. Аппарат для приготовления
композиции:
/ — корпус; 2 — рубашка; 3 — крышка;
4 — .механическая мешалка; 5 — привод
с редуктором.
G„=GT-1,06 = 4,8-1,06^5,09 т>
Улавливается циклонами
пылевидная фракция порошка
в количестве
Gn.y = Gn • 0,03 = 0,153 т/ч.
Емкость бункера вмещает
запас, рассчитанный на дли-
тельность работы сушильной
башни в течение
18 -0,85 -0,2
т — -----= 20 ч;
0,153
где 0,85 — коэффициент за-
грузки бункера;
0,2 — объемная масса по-
рошка, т/м3.
Аппарат для приготовления
композиции (рис. 82). Верти-
кальный, сварной из кислото-
стойкой стали, со сферическим
дном и рубашкой для подогре-
ва композиции в мягких, усло-
виях горячей водой. .Для эффективного перемешивания вязкой
композиции снабжен якорной мешалкой.
Техническая характеристика аппарата
для приготовления композиции
Диаметр, м................................................ 2,0
Высота цилиндрической части, м............................ 2,2
Полная высота, м......................................... 5,25
Поверхность нагрева рубашки, м2........................15,86
Число оборотов мешалки в минуту........................... 24
Мощность электродвигателя, кет........................... 10
Полный объем аппарата, м3 ............................ 8
Масса (вес) аппарата, кг................................. 5400
374
При расчете количества аппаратов для приготовления компо-
зиций необходимо определить отходы и потери порошка в про-
цессе высушивания и расфасовки.
Как указано выше, при нормальных условиях работы су-
шильной башни отработанные газы уносят с собой в среднем до
•6% пылевидной фракции порошка. С учетом этого, аппарат для
приготовления композиций следует загружать сырьем из расчета
получения в башне порошка в количестве (для варианта возвра-
та пылевидной фракции в аппарат для приготовления компози-
ций) Gn = 5,09 т.
Количество композиции, которое необходимо приготовить
при условии содержания влаги в ней te»i = 40% и в' готовом по-
рошке w2 = 5%, находят из уравнения
G = 6п(100-шг) = 5090(100—_5)_ 8060 (JV-20)
100—И)! 100 — 40 X / ’
При подготовке композиции во избежание старения ее важно,
чтобы время ввода компонентов в аппарат было минимальным.
Поэтому компоненты массой (весом) по 4030 кг (получасовой
расход) замешивают в периодически работающих аппаратах, от-
куда смесь перекачивают на дальнейшую обработку. Длитель-
ность оборота аппарата составляет (в мин):
Загрузка жидких и твердых компонентов .... 20
Перемешивание .............................10
Перекачка композиции.......................30
Итого...............60
Требуемое количество аппаратов будет
8060 „
п =-------= 2.
4030
Устанавливают три аппарата, из них один резервный.
Весы для жидких компонентов. Водные растворы алкилсуль-
фатов натрия, сульфонола, силиката натрия и других жидких
компонентов до передачи их в аппарат для приготовления ком-
позиции взвешивают на бункерных циферблатных весах
(рис. 83) грузоподъемностью до 2 т.
• Бункер весов сварной, изготовленный из кислотостойкой ста-
ли, прямоугольной формы с конусным днищем и подвешен непо-
средственно к грузоподъемным рычагам. Взвешенная доза выпу-
скается через нижний штуцер конуса.
Весы приспособлены для взвешивания до четырех компонен-
тов. Отвесы регистрируются записывающим и указывающим ап-
паратом, что позволяет наблюдать за ходом взвешивания. Ци-
ферблатный указатель приспосабливают .в качестве датчика для
.автоматического управления весами. Управление весами осуще-
375
ствляется с пульта управления, расположенного вблизи весов.
Величину доз изменяют вручную. *'
Техническая характеристика весов
Наибольшая нагрузка, т.............................. 2
Тип уравновешивающего устройства............... Квадрант
Диаметр шкалы циферблата, мм....................... 500
Допустимая погрешность взвешивания, % . . . . + 2
Напряжение переменного тока, в............... 220
Число взвешиваемых компонентов............... 4
Число счетчиков для фиксирования количества от-
весов ....................................... 4
Тип прибора для регистраций и наблюдения за
процессом взвешивания........................ ЭППВ-60
Весы Пульт уП‘
Габариты, мм равления
длина .................................... 2665 975
ширина.................................... 1870 600
высота ................................... 2920 1650
Рис. 83. Бункерные циферблатные весы для жидких компонентов:
1 — циферблатный указательный прибор; 2 — промежуточный механизм;
3 — грузоприемный механизм; 4 — пульт управления.
Общая масса весов и пульта управления составляет 873 кг_
Весовые дозаторы для сыпучих материалов. Дозирование сы-
пучих компонентов, вводимых в рецептуру моющих порошков,.
376
осуществляется по массе (весу). Количество сыпучих компонен-
тов и длительность взвешивания приведены в табл. 89.
Таблица 89
Сыпучий материал Объемная масса (вес), т/м3 Количество дозируемого материала, кг Длительность дозирования, мин
Сульфат натрия 1,2-1.6 200—1000 5—10
Триполифосфат натрия .... 0.8 250—1000 5—10
Кальцинированная сода . . . 0,6—0,7 250—650 5—10
Карбоксиметилцеллюлоза . . . 0,35 80—120 3—5
Для дозирования этих компонентов еще не разработаны спе-
циальные типы автоматических дозаторов. По-видимому, в ка-
Рис. 84. Дозатор для комбикормов марки ДК-ЮО:
I — циферблатный указатель; 2 — приемный рукав; 3 — электродвига-
тель; 4 — весовой бункер; 5 —’ коромысло.
честве базового типа с последующей переналадкой можно при-
нять дозаторы типа ДК, применяемые в комбикормовой
промышленности. Это дозаторы (рис. 84) рычажного типа не-
равноплечие, стационарные. Взвешиваемый материал поступает
через питатель тарельчатого типа, имеющий разрыхлитель.
Взвешенная порция из весового бункера высыпается через авто-
матически открывающееся днище бункера.
У дозатора типа ДК имеется циферблатный указатель и ди-
станционное управление с пульта; установка заданной массы
(веса) порции и изменение ее производится дистанционно. "
377
Техническая характеристика дозаторов ДК приведена в при-
ложении 27.
Для дозирования сульфата натрия, триполифосфата натрия
и кальцинированной соды наиболее подходящими являются до-
заторы ДК-ЮО, для карбоксиметилцеллюлозы — ДК-40.
Дозаторы ДК являются порционными. Для автоматического
дозирования пербората натрия требуются аппараты другого
типа, автоматически меняющие количество подаваемого пербора-
та натрия в зависимости от массы (веса) поступающего порош-
ка. Конструкция такого автоматического, непрерывного дозатора
в настоящее время находится в разработке.
Оборудование для сушки
синтетических моющих порошков
Сушильная башня. Для получения гранулированных синте-
тических моющих порошков наибольшее распространение в тех-
нике получили башенные сушилки, в которых сушка подготовлен-
ной композиции осуществляется в тонко распыленном состоянии
при помощи смеси воздуха и топочных газов, имеющих началь-
ную температуру 200—400° С.
Начальная температура сушильного агента, естественно, ока-
зывает большое влияние на эффективность работы сушильной
башни. Чем она выше, тем производительнее работает вся уста-
новка.
Температура смеси воздуха и топочных газов устанавливается
в зависимости от термической устойчивости компонентов синте-
тических моющих веществ. Наибольшей термической устойчи-
востью обладает сульфонол; алкилсульфаты требуют более низ-
кой температуры сушки.
Один из типов сушильной башни, применяемый на наших
предприятиях для получения гранулированных синтетических
моющих порошков, показан на рис. 85. Корпус башни изготовлен
из кислотостойкой стали или из углеродистой стали с покрыти-
ем внутренней поверхности слоем алюминия или цинка (методом
шоопирования). Корпус собирают из отдельных, свариваемых
между собой звеньев или сегментов. Для уменьшения потерь
тепла в окружающее пространство корпус сушилки с наружной
.стороны изолируют.
Основной рабочей частью является вертикальный цилиндр 1,
имеющий в нижней, несколько расширенной, части два конуса —
наружный 2 и внутренний 3, через которые выгружают готовые
порошки. Крыша 4 башни шатровой формы заканчивается фа-
сонным элементом с патрубком 5 для отвода отработанных га-
зов при противопотоке или для подвода сушильного агента при
прямоточной работе сушильной башни. В верхней части этого
элемента находится взрывной клапан 6.
378
При противоточном движении сушильного агента и распили-
ваемой композиции горячие
зоходу 7. При прямоточном
движении газы удаляются из
башни через этот кольцевой
газоход.
Для распиливания ком-
позиции в верхней части ци-
линдрического корпуса баш-
ни симметрично устанавли-
вают форсунки 8, количест-
во которых зависит от про-
изводительности башни, или,
что то же, от диаметра баш-
ни. В башнях диаметром до
б м устанавливают 8—10
форсунок, в башнях диамет-
ром 6—8 м — до 20 форсу-
нок. Обычно в работе нахо-
дится примерно половина
форсунок, остальные — в ре-
зерве и чистке.
Композиция подается к
форсункам под избыточным
давлением 30—80 ат при
помощи скальчатых насо-
сов.
В наружном конусе баш-
ни находится разгрузитель-
холодильник 9, представля-
ющий собой два вставлен-
ных один в другой усечен-
ных конуса. В первый усе-
ченный конус отдельным
вентилятором подается хо-
лодный воздух, который ох-
лаждает порошок перед вы-
грузкой его из башни до
температуры 65—75° С. Ко-
нус 2 снабжен вибратором,
который облегчает выгрузку
порошка из башни, преду-
преждая образование сво-
дов. Охлажденный порошок
газы поступают по кольцевому га-
Рис. 85. Сушильная башня для синтети-
ческих моющих порошков.
покидает башню через гибкий ру-
кав 10, попадая на разгрузочный транспортер.
В сушилке поддерживается вакуум около 10 мм вод. ст.
Разность между внутренним и внешним давлением уравновеши-
379
вается массой (весом) порошка, накапливающегося в конусном
дне сушилки.
Распыленная композиция и сушильный агент могут дви-
гаться в корпусе башни также параллельным током сверху вниз.
При параллельном токе, когда горячие газы встречаются с ком-
позицией, содержащей большое количество влаги, можно приме-
нять более высокую начальную температуру сушильного агента
без опасения перегрева композиции. Быстрое испарение влаги,,
происходящее при соприкосновении частичек композиции с горя-
чими газами, вызывает резкое падение их температуры. При па-
раллельном токе газов и композиций образуется порошок с по-
лыми крупными гранулами, тонкими, непрочными стенками,
с меньшей насыпной массой (весом).
При противотоке разбавленные газы температурой 250—
350° С подаются вентилятором в кольцевой газоход 7, располо-
женный внизу цилиндрической части башни. Отсюда они посту-
пают в сушильную башню равномерно по всей окружности, сме-
шиваются здесь с воздухом, подаваемым из конусной части баш-
ни для охлаждения готового порошка, и эту смесь используют
в качестве сушильного агента.
Пройдя сушильную башню снизу вверх, отработанные газы
через патрубок 9 направляются в циклоны для очистки от увле-
ченных пылевидных частиц.
В табл. 90 приведены данные о гранулометрическом составе
образца синтетического моющего порошка, а в табл. 91 —тепло-
физическая характеристика его (по данным ВТИ им. Дзержин-
ского) .
Как определено выше, для получения в течение одного часа
GT = 4800 кг товарных порошков с конечной влажностью w2 =
= 5% необходимо подать в сушильную башню композицию с на-
чальной влажностью w1 = 40% в количестве GK = 8060 кг.
Количество влаги, испаряемой в башне, находят из уравне-
ния
Г = G = 806() 40-5 _3000 (1у_21
100—ау2 100 — 5
Т аблица 90
Размер отверстий СИТ, МКМ г'. Основное определение Контрольное определение
остаток на дан- ном сите, % полный остаток, % остаток на дан- ном сите, % полный остаток, %
800 4,16 4,16 4,60 4,60
395 26,60 30,76 24,84 29,44
208 37,84 68,60 35,64 65,08
147 15,60 84.20 16,48 81,56
100 9,76 93,36 11,48 93,04
079 2,40 96,36 2,72 95,76
Дно 3,28 99,64 3,48 99,24
380
Таблица 91
Температура, °C Насыпная масса, «г/м3 Теплоемкость, ккал/(кг-град) Температуро- проводность а- 10*, м2/ч Теплопровод- ность \,ккал!(м.-чград)
22 344 0,53 4,25 0,078
27 375 0,53 5,25 0,105
58 375 0,53 3,94 0,078
78 344 0,53 3,6 0,066
Для дальнейших расчетов принимают следующие условия,
определенные для летнего периода как наименее благоприятные
для работы сушильной установки:
Количество испаряемой влаги W, кг/ч ................... 3000
Температура сушильного агента (смесь топочных газов и
воздуха) °C...........................................325
Температура поступающей композиции Оу, °C................ 70
Температура порошка на выходе из внутреннего конуса су-
шильной башни О2, °C.....................................100
Воздух, подаваемый в топку, в смесительную камеру и в ко-
нус сушильной башни, характеризуется показателями:
Температура t0, °C....................................15
Относительная влажность у0, %.........................70
Содержание влаги d0, г/кг .......................... 7,56
Теплосодержание /0, ккал/кг .............. 8,16
В качестве топлива принимается малосернистый мазут сле-
дующего состава:
_ . Содержание,
Состав ыалосернистого мазута ‘0.
Углерод Ср ................................. 85,3
Водород Нр ................................. 10,2
Влага Wp ... . . ........ 3,0
Сера Sp . . . .......................’ 0,5
Азот №...................................... 0,2
Кислород Ор................................. 0,5
Зола Ар...........................•......... 0,3
1 Высшая теплотворная способность мазута Qp , ккал/кг 10210
Рабочая теплотворная способность мазута Qp, ккал/кг 9310
Теплоемкость мазута сг, ккал/(кг-град).......'. . . 0:5
Температура мазута °C............................’80
Теоретическое количество абсолютно сухого воздуха, необхо-
димое для полного сгорания 1 кг мазута, равно
а0 = 0,115Ср^-0,345Нр —0,043 (Ор — Sp) = 0,115 • 85,3+
+ 0,345 10,2 — 0,043 (0,5 — 0,3) = 13,32 кг. (IV-22)
381
Коэффициент избытка воздуха на сжигание и подмесь в ка-
мере смешения при температуре смеси Л = 325° С :
п / 9/4 4- W/p + Др \ 9НР + Wp .
+ 100 рс.Л- wo in
а =--------
10210-0,94-0,5 • 80
100 /
9 10,24-340,зд ,
9-10,243
----^748
100
100______)_
. 748-7,56
13’321°’24-325 + ^^
= 8,4. (IV-23)
где гп — теплосодержание перегретого
tx = 325° С; in = 595 4- 0,47 • 325 = 748 ккал]кг-,
ссг— теплоемкость сухих газов; сс,г = 0,24 ккал!(кг-град);
т]т — к. п. д. топки; принимаем рт = 0,9;
9 — количество влаги, образующееся при сжигании одной
весовой единицы водорода.
Количество водяного пара, поступающего со смесью топочных
газов п воздуха в сушильную башню, составляет на 1 кг сжигае-
мого мазута
г 9HP + WP + AP aoado = 9 10,2 4-3 4-0,3 ,
Б-п ~ 100 -i 1000
13,32 8,4 • 7,56
водяного пара при
100
= 1,8 к.г.
1000
Количество абсолютно сухих газов, получающихся от сжига-
ния 1 кг топлива, составляет
Gc г = 1 4 аоа—
9//р д Д'р -1- Др
100
4- 13,32 • 8,4 —
= 112 кг. (IV-24)
100
Содержание влаги в смеси топочных
входе в сушилку прй Л = 325° С
_ 1000GB’,n _ 1000 1,8 _
С1Г ' Gc.r ~ Н2
Рассмотрение процесса сушки топочными
газами при помощи /d-диаграммы (при параллель-
ном токе композиции и газов).
Как показал проф. П. Д. Лебедев, при сушке смесью топоч-
ных газов и воздуха можно с достаточной для практических рас-
четов точностью пользоваться /d-диаграммой влажного воздуха,
(рис. 86).
382
газов и воздуха на
гв.п
16 г/кг.
На этой диаграмме нахо-
дят точку Л, соответствую-
щую начальному состоянию
наружного воздуха, посту-
пающего в топку и в камеру
смешения (t0 = 15° С; ф0 =
= 70%; d0 = 7,56 г/кг- 10 =
= 8,16 ккал/кг).
Далее находят точку В-,.
которая лежит на пересече-
нии ординаты, соответствую-
щей содержанию влаги в
смеси воздуха и топочных
газов dCM = 16 г/кг, и линии
соответствующей их темпе-
ратуре t[ = 325° С. Точка В{,
следовательно, характери-
зует состояние смеси возду-
ха и топочных газов на вхо-
де в башенную сушилку.
Поскольку теоретический
процесс сушки в сушильной
башне протекает при I =
= const, графически он бу-
дет протекать по линии
В.С., которая параллельна
развернутой оси абсцисс.
Конечная точка Ci находит-
ся на пересечении линии
BiCl с изотермой, характе-
ризующей .конечное состоя-
ние отработанной смеси га-
зов, которая, как обусловле-
но выше, (принимается 12 =
= 1110° С.
В действительной сушил-
ке обычно наблюдается до-
полнительный расход тепла
на нагревание порошка и
потери в окружающую сре-
ду. Отнеся эти потери к 1 кг
испаряемой влаги, опреде-
Рис. 86. W-диаграмма влажного воздуха.
ляют расход тепла на подогрев порошка
дм = —М = -5252-0,53(100 — 70) = 27 ккал/кг. (IV-25)
™ г 17 3000 '
При хорошей изоляции сушилки потери тепла в окружающую
среду можно принять q5 = 60 ккал/кг испаряемой влаги.
383
Суммарные потери тепла составят
А = &! — (<7м + 7&) =70 — (27 + 60) = — 17 ккал/кг, (IV-26)
где — масса (вес) порошка на 1 кг испаренной в сушилке
влаги;
-Oi — температура (и теплосодержание) влаги, поступаю-
щей в сушилку с композицией; — 70° С (70 ккал/кг);
&2 — температура порошка в башне согласно практическим
данным; тЭд = 100° С.
Процесс сушки в реальных условиях будет происходить не по
линии ВХС[, а по линии ВХС, лежащей ниже первой, поскольку,
как установлено выше, А < 0. Для построения линии В^С поль-
зуются следующим методом. Из произвольной точки е на линии
BiCi проводят линию ef, параллельную оси абсцисс, до пересече-
ния с линией ординат. Измеряют длину этой линии. В данном
конкретном случае длина ef = 150 мм. Теперь из точки е прово-
дят вертикальную линию перпендикулярно оси абсцисс и откла-
дывают на ней отрезок еЕ, длину которого находят из уравнения
еЕ = ef — = 150 = — 6,3 мм, (IV-27)
' т 400 '
где т — масштабная величина; для большой /d-диаграммы т •=
= 400.
Через полученную точку Е проводят линию В{С до пересече-
ния ее с изотермой /2 = Н0° С. Точка пересечения С является ко-
нечной точкой действительного процесса сушки. Опуская из точ-
ки С перпендикуляр на ось абсцисс, находят точку d2, которая
соответствует содержанию влаги в 1 кг газов в количестве d =
= 97 г/кг.
Имея значение d2, нетрудно найти удельный расход сухих га-
зов на испарение 1 кг влаги:
, 1000 1000 , о „
I =--------=--------- = 12,3 кг/кг
d-t—°’сы 97 — 16
Часовой расход сухих газов на сушку
Л, = IW = 12,3 • 3000 = 36900 кг.
Производительность вентилятора, подающего газ в су-
шилку:
V, = v0L4 = 1,76 • 36900 = 65000 м3/ч,
где v0— удельный объем влажного газа, отнесенный к 1 кг су-
хого газа; определяют из уравнения
г0 = 4,64 • 10'6 (622 + dCM) (273 += 4,64 • 10“6 •
• (622 + 16) (273 = 325) = 1,76 м3/кг. (IV-28)
384
Требуемый напор, по практическим данным, составляет
100 мм вод. ст.
Удельный расход тепла на 1 кг испаренной влаги без учета
затрат на испарение влаги в топливе и потерь тепла в топке бу-
дет
q = I — = 12,3 (89 — 8,16) = 994 ккал/кг;
где /о — теплосодержание сухих газов (воздуха) до топки; /0 =
= 8,16 ккал/кг;
Ц — теплосодержание сухих газов при входе в сушилку;
/1 = 89 ккал/кг.
/0 и Л определены по /d-диаграмме.
Часовой расход топлива В равен
В = = 9-9-4 ' 3000 = 358 кг. (IV-29)
qp^ 9310-0,9
Топка для снабжения сушильной башни топочными газами.
Ее устанавливают вблизи от башни. За топкой строят камеру
смешения топочных газов с наружным воздухом. Отвод газов
в атмосферу при растопке осуществляется через выхлопную тру-
бу. Топки сушильной установки отличаются от топок паровых
котлов тем, что в них поддерживается более низкая температура
горения топлива. Коэффициент избытка воздуха а в этих топках
устанавливают в пределах 1,5—2.
Основное требование, которое предъявляется к топочным
устройствам, состоит в том, чтобы в топке происходило полное
сгорание топлива без сажеобразования и чтобы продукты сгора-
ния не содержали частичек золы.
Размеры топочной камеры должны быть установлены, исходя
из значений напряжения топки и с учетом длины и ширины
факела, которые определяются конструкцией горелки. При рас-
чете размеров топки сушильных установок тепловое напряжение
объема топочного пространства принимается ниже, чем для
топок котельных установок.
Для мазута и газа напряжение топочного пространства
Q
V'T
рекомендуется принимать в 200—300 тыс. ккал/(м3 ч); принято
для дальнейших расчетов 250 тыс. ккалЦм3- ч).
Объем топочного пространства определяется формулой .
V
т Q
К
358 • 9310
250000
= 13 .иа,
(IV-30)
где . В — расход мазута; В = 358 кг/ч;
Qp — рабочая теплотворная способность мазута; Сф =
= 9310 ккал/кг.
25 Заказ 1236
385
Вентилятор для подачи охлаждающего воздуха. В конус
сушильной башни поступает порошок в количестве (за вычетом
пылевидных фракций, уносимых с отработанными газами)
G'T = GTl,005 = 4800 • 1,005 = 4825 кг/ч,
где 4,005 — принятые в расчетах потери порошка при его тран-
спортировке и расфасовке [0,5% от массы (веса)
порошка].
Порошок охлаждается воздухом от 02 = 100° С до 01 = 70° С.
Расход тепла на этой операции
Q = 4825 • 0,53 (100 — 70) = 76700 ккал/ч.
Расход сухого воздуха на охлаждение порошка при началь-
ной температуре воздуха 15° С и конечной 65° С будет
L4 =-----—7 —----= 6400 кг/ч (принято 7000 кг 1ч).
(65— 15) 0,24 v ' '
Требуемая производительность вентилятора
V2 = 0,84 - 7000 = 5880 мЛ/ч,
где 0,24 — теплоемкость воздуха, ккалЦкг • град)
0,84 — удельный объем воздуха при 15° С, м3/кг.
Полный напор вентилятора составляет около 80 мм вод. ст.
По каталогу подбирают вентилятор, соответствующий или близ-
кий по характеристике.
Вентилятор для отработанных газов. Вентилятор отсасывает
из сушилки: = 36900 кг/ч отработанных газов и Ь’ч =
= 7000 кг/ч воздуха, подаваемого для охлаждения, всего L =
= 43900 кг/ч.
Для определения производительности вентилятора, предвари-
тельно находят параметры смеси воздуха и газов за сушилкой.
Характеристику смеси газов и воздуха находят из следую-
щих уравнений:
Средняя влажность
d = d0 + dot = 7,56 + 97 -Д,2 = 82 6
1 + я 1+5,2
Теплосодержание смеси
1 _ l’o + пЦ _ 22+5,2 89
3 ~ 1+я ~ 1+5,2
78 ккал/кг,
(IV-31)
(IV-32)
где п—количество (в кг) отработанной смеси на 1 кг воздуха,
подаваемого в конце башни для охлаждения порошка.
36900 с о
п = -----= 5,2;
7000
Го —теплосодержание воздуха, подаваемого в конус су-
шильной башни, находят по /^-диаграмме; I= 22 ккал/кг.
386
При этих параметрах температура смеси по /^-диаграмме
равна ts = Ю3° С.,
Удельный объем смеси газов и воздуха определяется по
уравнению (IV-28)
V1 = 4,64 • 10~6 (622+82,6) (273 + 103) = 1,23 м3/кг.
Производительность вентилятора
V3 = 1,23- 43900 = 54000 м3/ч.
Определение линейных размеров башни. Интенсивность ис-
парения влаги из тонко распиливаемых капелек раствора опре-
деляется условиями тепло- и массообмена и, в частности, усло-
виями перемещения влаги изнутри частицы затвердевающей
композиции кнаружи, что в свою очередь зависит от состава
композиции.
При сушке распылением трудно определить время пребыва-
ния частицы во взвешенном состоянии, а следовательно, и не-
обходимый путь, в течение которого она должна высохнуть.
Поэтому для расчета необходимого полезного объема сушиль-
ной камеры обычно пользуются объемным коэффициентом
теплообмена, зависимость которого от основных факторов долж-
на быть установлена экспериментально.
Ориентировочно полезный объем сушильной камеры может
быть определен по опытным значениям напряжения единицы
объема сушильной камеры по испаряемой влаге А = —кг/(м3~ч)
газов.
в зависимости от начальной температуры
Начальная температура
газов + °C..........120
А, кг/(м3-ч) ...... 2,4
Приведенные величины А
учитывают влияния большего количества факторов, в частности
свойств высушиваемой композиции.
Объем сушильной камеры для
влаги и при начальной температуре
= 9,4 кг/ (+ • ч) составит
у _ Л — 3000 —
~ А ~ 9,4 ~
200 250 300 350 400
5 6,8 8,5 10,3 12
130 140 150
2,8 3,2 3,6
являются приближенными и не
испарения W — 3000 кг/ч
газов Л = 325° С и А =
320 м3.
Диаметр сушильной 'башни определяют, исходя из средней
скорости движения газов, которую, по практическим данным,,
принимают 0,35—0,45 м/сек.
Для расчета диаметра сушильной башни можно применить
следующее уравнение: ,
£) __ । / (Р0 + ^1) +
~ |/ 2 • 3600 • 0;785 - и
/(1,76 + 1,28) 36900
2 • 3600 - 0,785 • 0,4
= 7л/, (IV-33)
25
387
где Vi — удельный объем отработанных газов при температуре
110° С и d2 = 97 г/кг. Производя расчет по уравнению
(IV-28), находят = 1,28 м3/кг-,
и —скорость газов; принято для расчетов и = 0,4 м/сек.
Как показывает приведенный ниже расчет сушильной башни,
для условий работы в противотоке диаметр башни при заданной
производительности должен быть D = 8 м. Сечение ее К ~
« 50,2 м2.
Высота сушильной башни при этом диаметре
V 320 R .
Н = — = —— = 6,4 м.
F 50,2
Практически активная высота сушильной башни должна
быть не менее 8—10 Mj
Примерная производительность распылительной сушилки по-
лезным объемом 320 м3 в зависимости от начальной температу-
ры газов и содержания влаги в композиции приведена в табл. 92
(конечная влажность порошков принята 5%).
Таблица 92
Температура газов на входе в сушилку °C Содержание влаги в композиции, % Количество испаряемой влаги, Производительность сушилки по готовому порошку, кг/ч
200 40 1600 2750
200 45 1600 2200
200 50 1600 1800
250 40 2200 3800
250 45 2200 3000
250 50 2200 2450
300 40 2720 4700
300 45 2720 3750
300 50 2720 3000
325 40 3000 < 5150
325 45 3000 4100
325 50 3000 3300
350 40 3300 5670
350 45 3300 4500
350 50 3300 3660
Скруббер. Как указано выше, отходящие из сушильной баш-
ни отработанные газы направляются в циклоны, в которых от-
деляется примерно половина увлеченной ими пылевидной фрак-
ции. Принцип расчета центробежных циклонов приведен выше
(см. «Производство хозяйственного мыла»).
Дальнейшая очистка отработанных газов осуществляется
й мокром скруббере, в котором создается завеса из водяного
раствора этого же порошка концентрацией 35—40% твердых
Веществ.
Основной принцип мокрого пылеотделения — это утяжеле-
ние мельчайших частиц порошка за счет осаждения на них плен-
ки композиции, которая способствует ее выпадению.
388.
Температура циркулиру-
ющего раствора должна
быть не ниже 60° С, так как
при этой температуре облег-
чается образование пароту-
мана, улучшающего смачи-
вание пыли.
Скруббер (рис. 87) пред-
ставляет собой стальной вер-
тикальный цилиндр 1 с ко-
нусным днищем 2. Внутри
него в три яруса расположе-
ны жалюзи, служащие для
удлинения пути движения
газов и удержания капель
раствора.
Для распыления цирку-
лирующего раствора по вы-
соте скруббера расположены
три форсунки 3 с факелом
распыла снизу вверх. Это
позволяет получить равно-
мерное распределение плот-
ности потока по сечению
скруббера.
В верхней части скруббе-
ра раствор подается в ста-
кан 4, откуда он переливает-
ся по конусу 5 навстречу
движению газов. Форсунки 6
для пара или горячей воды
служат для периодической
очистки жалюзей 7. Стекаю-
щий вниз раствор собирает-
ся в конусе 2, затем сли-
вается в приемник, откуда
он посредством насоса.воз-
вращается на циркуляцию.
Отработанные газы по-
Рис. 87. Скруббер для очистки воздуха
от пыли: I и II — штуцера для раствора
композиции и пара или горячей воды.
ступают в нижнюю часть цилиндра тангенциально и, совершая
вращательное движение через жалюзи 7, поднимаются вверх,
проходят через распиливаемый раствор композиции и таким
образом очищаются от пылевидных частиц. Очищенные газы
выбрасываются в атмосферу.
Так как для орошения применяется раствор композиции, то
скруббер следует рассчитывать так, чтобы в нем не происходило
389
конденсации водяных паров из отработанных газов, что могло
бы /повлечь за собой разбавление раствора..
Для расчета принимается:
% — температура отработанных газов до скруббера;
% = 103° С;
£>ск —диаметр скруббера; DCK = 2,4 м (с последую-
щей проверкой);
/ком— температура циркулирующей композиции; /ком =
= 60° С;
Ж] и w2 — начальная и конечная влажность композиции, со-
ответственно Wi = 60,4% и пу2 = 60%;
А — плотность орошения. По практическим данным
зарубежных предприятий, плотность орошения в скрубберах
ввиду малой смачиваемости порошка принимается 8—
10 т/(м2 • ч). Для расчета скруббера принято А = 9 т/(м2 ч).
Количество распыливаемого раствора композиции
GK0M = 0,785О2кА = 0,785 2,42 . 9 = 40,7 m/ч. (IV-34)
Количество влаги, испаряемой в скруббере
№ск = Gkom — = 40 700 60-4 ~60 = 407 кг/ч.
ск 100—ау2 100—60
Влагосодержание отработанных газов за скруббером
, Гск1000 , , 407-1000 , ЙОЙ О1 п ,
ас„ — —5------F «з =---------- + °2,6 = 91,9 г кг,
ск L 43900 ’
где dz — влажность газа за сушилкой; dz = 82,6 г/кг.
При относительной влажности отработанных газов за скруб-
бером фск = 60% и влагосодержании их dm = 91,9 г/кг находят
по /J-диаграмме: теплосодержание газов /3 = 72,7 ккал/кг', тем-
пературу газов /4 = 66° С; температуру газов по мокрому термо-
метру /м = 51,5° С.
Количество тепла, переданного от отработанных тазов к рас-
твору композиции для сгущения:
Q = L (Д — /3) = 43900 (78 — 72,7) 232700 ккал!ч.
Рабочий объем скруббера определяется уравнением
VCK=—- м*. (IV-35)
аскАгср
Здесь аск — объемный коэффициент теплообмена, может
быть определен из уравнения
аск = 95 • А0,82 = 95 90'82 = 576 ккалЦм? • ч град); (IV-36)
А/ср — средняя разность температур между отработанным
газом и поверхностью испарения композиции; при
работе скруббера с рециркуляцией композиции может
быть определена достаточно точно из уравнения
390
=-----1£3_66-----= 29 град. (IV-37)
. 103 — 51,5
2,3 lg--------
’ 66 — 51,5
значения аск и A^cp 'в уравнение
= 15,5 ms.
V№
&1’> = —
2 3 1g —---
Подставляя полученные
(IV—35), получают рабочий объем скруббера
232700
576 • 29
Внутренний диаметр скруббера находят с учетом скорости
движения отработанных газов в его верхней части. По Лебедеву,
максимальная скорость их не должна превышать 6 м/сек. При-
нимая для надежности работы скруббера и = 3 м/сек, находят
диаметр скруббера
D.
43900-1,12 „ ,
-------------= 2,4 м,
3600 • 0,785 • 3
где 1,12 — удельный объем газов при = 66° С и dCK = 91,9 г/кг.
Рабочую высоту определяют по объему и диаметру скруб-
бера (под рабочей высотой скруббера понимается расстояние
между местом ввода газов и расположением форсунок)
П =----------------------= 3,4 м. (IV-39)
0,785< 0,785 2,42
По конструктивный! соображениям принята Нск = 3,7 м.
Объем' скруббера над форсунками служит для предотвраще-
ния выноса мелких капель композиции. Высота этой части скруб-
бера равна примерно его диаметру, или Нв = 2,4 м.
Высота в нижней части скруббера для присоединения штуце-
ра для входа газа принимается На = 1,3 м, высота конуса Нк =
= 1,0 м. Общая высота скруббера
(IV-38)
“общ = “ск -Г “в т “и Т “к = °,' ~Г О м-
Гидравлическое сопротивление скруббера находят из равен-
ства (Ш-28):
. , „ vex р „ 202-0,89 , п„
Др = с — 7--------------— = 127 мм вод. ст.,
' 2g 2-9,81
где коэффициент сопротивления. £ = 7;
рвх—скорость газов во входном патрубке размером
1,28-0,53 м.
43900-1,12 „„ .
20 м/сек;
3600-1,28-0,53
р — плотность газов в кг/м?; р = 0,89 кг/м\
Сопротивление скруббера, отнесенное к 20° С
. ,„.,273-103 „
Ар = 127 —ТЕ-----= юз мм вод. ст.
293
391
Вариант расчета сушильной башни
Этот вариант сушильной башни рассчитывается для следую-
щих условий работы. Температура газов на входе в сушильную
башню /1 = 280° С. Температура газов в момент начала сушиль-
ного процесса (после смешения топочных газов с воздухом, по-
даваемым в конус башни для охлаждения порошка) /см = 250° С
(с последующей проверкой).
Движение газов и высушиваемой композиции противоточное.
В качестве топлива принимается саратовский газ следующего
состава (в % вес. на сухой газ):
СО2 = 0,5; СН4 = 88; С2Н6 = 2,11; С3Н8 = 1,8; С,Н10 = 1,35;
CSH12 = 0,84; N2 = 5,4.
Теоретическое количество абсолютно сухого воздуха, необ-
ходимое для сжигания 1 кг газообразного топлива, указанного
выше состава, определяется уравнением
я
т 4 —
«о = 1,38 V-------—
12m + я
, 4'
/ 1 + .
СтНп = 1,38 I --------— 88 +
т п \12- 14-4
12
5 + 1~
12-5+12
0,84 I = 16,2 кг)кг,
(IV-40)
где т и п — количество углеродных и водородных атомов в ком-
понентах газообразного топлива;
СтНп — количество компонента в газообразном топливе,
% вес.
Коэффициент избытка воздуха на сжигание и подмесь в ка-
мере смешения для получения смеси газов с температурой t\ =
= 280° С определяется уравнением
Е0,09я \ /ут 0,09я \
“ CmHnj <?+ | / , СтНп I X
12m + я / 12m + я /
___________________х 4 — (К - +)_______________________=
/ ++ \
Оа>Л I Cpil ~{ 1 fl I
0 ( Ю0О 7
_ 12400 • 0,9+ 0,5 • 20—(1 —2,08) 0,24 • 280—2,08 • 726 __ g 5 /jy.4j\
~ / 726 7,56 \ — > 1
16,2 0,24 • 280 +-------—8 16
’ \ 1000 ’ /
392
где Qp — высшая теплотворная способность топлива; Q? =
= 12400 ккал/кг;
т) — к. п. д. топки; принимаем р = 0,9;
ст — теплоемкость газообразного топлива; ст = 0,5 ккал/
(кг-град);
/т— температура газообразного топлива; 1Т = 20° С;
i„ — теплосодержание перегретого водяного пара;
ia — 595 4- 0,47 • 280 = 726 ккал/кг,
1КТ — весовой процент воды в топливе:
0,47—теплоемкость водяного пара;
d0— влажность наружного воздуха; d0 = 7,56 г/кг;
10 — теплосодержание наружного воздуха; /0 = 8,16 ккал/кг.
У —-’.Рвя—CmHn — масса водяного пара, образующегося при сгорании 1 кг
12m + п топлива, определяется уравнением;
у 0,09я С Н = 0.09 4 88 L 0,09-6 2 _L 0,09-8 . j g
" 12m + я m п 12-1+4 ' 12-2 + 6 ’ ‘12-3 + 8 ’ ‘
+ А22+1_° . 1 35-ь JJ-Air . 0,84 = 2,08 кг/кг. (IV-42)
12-4+10 12-5+12 v
W-djn — i„)— величина незначительная и в расчет ее не прини-
мают.
Количество абсолютно сухих газов, получающихся при сжи-
гании 1 кг топлива, составляет
Gc r = 1 + аа0— V °^9n-CmHn = 1+9,5 • 16,2 — 2,08=153 кг/кг.
— 12m + я
(IV-43)
Количество водяного пара, поступающего со смесью топочных
газов и воздуха на 1 кг топлива:
G п = V _^L-CmHn + <ш0 А_ = 2,08 + 9,5 • 16,2 АА =
= 3,24 кг/кг. (1V-44)
Содержание влаги в смеси топочных газов при 4 = 280° С
. = у.,, 1W0 . = ум 1000 2
г 1S3
Теплосодержание смеси топочных газов при 4 = 280° С и
di = 21,2 г/кг равно Ц = 84 ккал/кг.
Как указано выше, горячие газы при входе в сушильную
башню смешиваются с воздухом, поступающим из конуса баш-
393
пи. Параметры этого воздуха после охлаждения порошка сле-
дующие:
d0 = d2 = 7,56 г/кг-, t2 = 65° С; /2 = 22 ккал/кг-,
L4 = 7000 кг/ч.
Параметры смеси на входе в сушилку определяют по урав-
нениям (IV—32) и (IV—31).
Теплосодержание смеси
, 1.4- 1,п 22-4-84-7 .
1СМ= —— =-------•-------= 76,0 ккал/кг.
Содержание влаги в смеси
, d. + +«. 7,56 4-21,2 - 7 . .
dc,.= 2 = —-—~— ---------= 20,4 г кг.
см Ц-я 1Д-7
По этим параметрам на /(/-диаграмме находят температуру
смеси: ?
/см = 250° С, что соответствует заданию.
В вышеприведенных уравнениях
п — количество газов с температурой t\ = 280° С, приходяще-
гося на 1 кг воздуха с температурой 65° С. Его находят путем
подбора.
Для данных условий принимается п = 7 (с последующей про-
веркой) .
Определение расхода воздуха на сушку композиции. Для по-
строения действительного процесса сушки на диаграмме прини-
мают потери тепла в сушилке согласно расчету (см. стр. 384)
А = —17 ккал/кг влаги и температуру отходящего газа =
= 110° С.
При построении действительного процесса на /(/-диаграмме
для данных условий (/см = 250°С, (Дм = 20,4 г/кг и А =
= —17 ккал/кг влаги, /3 = 110° С) находят d?. = 73,8 г/кг.
Расход сухого воздуха на 1 кг испаряемой влаги
, 1000 1000 loo ,
I =--------=-----------= 18,3 кг кг.
d., — dc, 73,8 — 20,4
Расход воздуха для испарения 3000 кг/ч влаги
L4 = 18,3 3000 = 54900 кг/ч.
Проверяя принятое выше значение п, находят
54900 , _
п =---------1 7.
7000
Следовательно, принятое ранее значение п совпадает с ко-
нечным результатом расчета.
Удельный объем влажного воздуха, отнесенный к 1 кг сухого
воздуха на входе в сушилку, по уравнению (IV—28)
п0 = 4,64 - 10~6 (622 + 20,<) (273 + 250) = 1,55 м3/кг.
394
Удельный объем влажного воздуха на выходе из сушилки
при температуре 110° С и содержании влаги 73,8 г/кг v'o =
= 1,23 м3/кг.
Определение размеров сушильной башни. Принимая сред-
нюю скорость движения воздуха в башне и = 0,4 м/сек, находят
диаметр башни
D = 1 / + = . / (1,55 + 1,23) -54900 _ g 2
Г 2 - 3600 • 0,785и | 2 3600 • 0,785 • 0,4 ~ ’
Для типичного ряда сушильных башен принят диаметр
D = 8 м.
Действительная скорость газов в башне будет
(1,55 + 1,23)54900 „ 1О ,
и = —!’— -------------= 0,42 м сек.
2-3600-50,2
Полезный объем сушильной башни определяется приближен-
но, по опытным значениям напряжения единицы объема сушиль-
ной башни согласно данным, приведенным на стр. 387.
,, W 3000 ... .,
V = — =-------= 441 м3.
А 6,8
Активная высота сушильной башни
„ V 441 п
Н = — =------= 9лц
F 50,2
где F — площадь башни при D = 8,0 м, F = 50,2 .и2.
С учетом размещения люков для ремонта и патрубков для
воздуха, полезная высота башни составит около 12 м.
Расход топлива
& = дч —Лч)(Л — /р) _ (54900 — 7000) (84 — 8,16) _
~ 11150-0,9 ~
Расход саратовского газа равен
т/ В 362 „
Vr = — =---------=473 м5 ч,
р 0,765
где Qp—низшая теплотворная способность саратовского газа;
Qp = 11150 ккал/кг-,
р — плотность саратовского газа; р = 0,765 кг/м3.
Из расчета видно, что со снижением температуры смеси воз-
духа и газа на входе в сушилку удельный расход топлива повы-
шается.
Выше было указано, что при производстве порошков по ре-
цептуре № 1 содержание сухих веществ в композиции составляет
т = 51,3% = 513 кг/т.
395
Производительность сушильной башни при производстве
порошков по рецептуре № 1 с влажностью 5% составит
г' 3000-513 огПП
Оп =----------------=------------------- = 3500 кг/ч.
(1 - 0,05) 1000— т (1 — 0,05) 1000— 513
Эта производительность башни соответствует с небольшим
запасом принятой ранее мощности цеха 3,3 т/ч (см. табл. 86).
Пневматический транспорт для моющих порошков
Моющие порошки передают из сушильного отделения в бун-
кера для хранения при помощи различных видов внутрицехового
транспорта — механического, пневматического, аэрозольного.
Применение аэрозольтранспорта является наиболее экономич-
ным по энергетическим затратам, улучшает условия'труда и до-
пускает широкую автоматизацию управления. При применении
пневматического транспорта требуются более высокие энергети-
ческие затраты и больший расход металла, чем при аэрозоль-
транспорте; но в то же время воздух используется для допол-
нительного охлаждения порошка.
Схема пневмотранспорта синтетических моющих порошков,
разработанная Гипрожиром для Казанского жирового комби-
ната, показана на рис. 88. Порошок, по выходе из башни про-
шедший вибросито, через приемник 1, установленный в сушиль-
ном отделении, по трубопроводам 2 — на вертикальном участке
и 3 — на горизонтальном участке движется к центробежному
циклону-разгрузителю 4. В месте перехода вертикального участ-
ка в горизонтальный имеется колено 5, через которое подсасы-
вается воздух, создающий воздушную подушку.
Из разгрузителя порошок через шлюзовый затвор 6 посту-
пает в запасные бункера для готового порошка.
Для отделения пылевидных частиц порошка воздух из цикло-
на-разгрузителя поступает в две батареи циклонов 7, включен-
ные в параллельную работу, или в рукавный фильтр.
Воздух из циклонов по трубопроводу 8 засасывается венти-
лятором 9 и нагнетается в мокрый скруббер 10, где рециркули-
рует теплая композиция моющего порошка слабой концентрации.
Воздух после промывки выбрасывают наружу.
Метод расчета пневмотранспортных сетей предусматривает
предварительный выбор исходных параметров:
скорости движения воздуха. Во избежание завала она долж-
на быть 20—22 м/сек. Предварительно принято v = 22 м/сек, *;
1 Испытания пневмотраспорта показали, что для сохранения гранул по-
рошка скорость воздуха должна быть 14—15 м/сек.
396
массовой (весовой) концентрации смеси
р = -^----------к-г порошка______, (IV-45)
GB кг транспортирующего воздуха
где GB — масса (вес) воздуха, кг.
Массовая (весовая) концентрация зависит от физических
свойств транспортируемого продукта; она влияет на количество
воздуха, скорость движения воздуха, диаметр пневмопровода и
другие факторы. На основе практических данных, Гипрожир для
расчета пневмотранспорта синтетических гранулированных мою-
щих порошков с насыпной массой (весом) около 300 г/л прини-
мает р = 0,8—0,85. При этом учитывают необходимость допол-
нительного охлаждения порошка воздухом в пневмопроводе.
Потребное количество воздуха для пневмотранспорта порош-
ка, принимая значение р = 0,82, находят из уравнения
V..
4-« ^4900 .»•/,.
рвр 1,2 • 0,82
(IV-46)
где рв — плотность воздуха при нормальных условиях; рв =
= 1,2 кг/м3.
С учетом повышения температуры и подсасывания около 5%
397
воздуха через колено 5, объем его перед центробежным разгру-
зителем увеличится примерно на 15%, соответственно
yBs = 4900 • 1,15 5630 мР/ч.
Подсосы воздуха через неплотности соединений и шлюзовые
затворы разгрузителя принимают в размере 5—7%.
Объем воздуха перед батареей циклонов составит
1/Вз = 5630 • 1,06^6000 ж3/ч.
Диаметр пневмопровода определяется из уравнения
d = 0,017 1/ — = 0,017 1/ -4825 = 0,277.и.
* И °-82 • 22
Принимается диаметр трубы по ГОСТу 299 X 8 мм (внутрен-
ний диаметр d = 283 мм). Скорость движения воздуха составит
Vi = 21,7 м/сек.
В качестве, разгрузителя-отделителя порошка от воздуха ис-
пользуется циклон. Его выбирают по расходу воздуха РВ2 =
= 5630 м3/ч. Принимается типовой центробежный разгрузитель
марки ЦОЛ-6 с размерами входного патрубка 230 X 400 мм.
Скорость движения воздуха во входном патрубке должна
быть в пределах 15—20 м/сек. В данном случае она равна
5630 , „
V цп =-------------= 17 м сек.
’• р 3600 0,23 0 4
Высоким коэффициентом пылеотделения (отделения мелких
и пылевидных частиц порошка от воздуха) характеризуются
циклоны с относительно малым наружным диаметром. В усло-
виях внутрицехового пневматического транспорта наибольшее
распространение получили батарейные циклоны.
Размеры этих циклонов определяют относительно небольшую
пропускную способность их, поэтому для обеспечения производи-
тельности Гв3 = 6000 м^/ч воздуха устанавливают шесть цикло-
нов типа УЦ-38 диаметром 700 мм, включенные в параллельную
работу. Размеры входных патрубков у циклонов 175x175 мм.
Характеристика циклонов типа УЦ приведена в приложе-
нии 25. Сопротивление здесь относится к максимальной скорости
движения воздуха на входном патрубке составляющей
13—14 м/сек.
Скорость движения воздуха во входных патрубках батарей-
ных циклонов типа УЦ не должна превышать 10—14 м/сек [6].
Для данного случая скорость движения воздуха во входном
патрубке равна
6000
Об = -----------------------
° 6 • 3600 0,175 • 0,175
= 9.2 м/сек.
198
Определение потерь давления
Потери давления при установившемся равномерном движении
смеси порошка и воздуха рассматриваются как сумма потерь
давлений, возникающих при перемещении чистого воздуха Н,
порошка в потоке воздуха Н№, при подъеме порошка Нп, и поте-
ри на местные сопротивления.
НСумма — И НпНж кг/м .
Потери давления при движении чистого воз-
духа на участке от сушильного цеха до цикло-
на-разгрузителя определяются уравнением
= (7 ' + SC) ^/м\ (IV-47)
где X — коэффициент трения;
d — диаметр воздуховода; — находят по таблице (см.
а
табл. 93) с учетом скорости движения воздуха в трубо-
проводе;
I — длина участка, ж;
Z — коэффициент местных сопротивлений;
рЕ — плотность воздуха; рв = 1,2 кг/м3;
v — скорость движения воздуха в трубопроводе;
g— ускорение силы тяжести; g = 9,81 м/сек2.
а) Потери давления на входе в приемник при коэффициенте
местных сопротивлений £ = 2,5 будут
9
нг = С=2,5 1>2'21’- = 72 кг/м2. (IV-48)
2g 2-9,81
- б) Потери давления при перемещении чистого воздуха на
вертикальном участке трубопровода 2 (см. схему) длиной /2 ==
= 15 м. При расходе воздуха VB, = 4900 м3/ч скорость движения
его в пневмопроводе будет
_________4900_______
0,785 • 0,2832 3600
= 21,7 м/сек.
Для этой скорости при диаметре трубопровода, равном
283 мм, по табл. 93, отношение — = 0,049.
d
Коэффициент местных сопротивлений в отводе составляет
0,08.
Подставляя найденные значения в уравнение (IV—47), нахо-
дят потерю давления на вертикальном участке пневмопровода
(включая отвод)
Д2 = (0,049 • 15 4- 0,08) -1’^-‘9-1817- = 23,0^кг/л«2.
399
Расчетные значения коэффициента местных сопротивлений в зависимости от диаметра воздуховода
со
СП
сЗ
Й
S
ts
400
в) Потери давления при перемещении чистого воздуха на
горизонтальном участке 3 (от отвода 5 до циклона-разгрузите-
ля 4) длиной = 45 м находят следующим образом.
Количество воздуха, м3/ч:
в начале трубопровода КВ1 • 1,05 = 4900-1,05 = 5150.
в конце трубопровода VB2 = 5630.
Среднее для расчета скорости
движения воздуха УВ2 = 5390.
Скорость движения воздуха на этом участке составляет
23,9 м/сек. Значение коэффициента местных сопротивлении
г = — на 1 м воздуховодов круглого сечения находят по
ь d
табл. 93, -j- = 0,048.
Подставляя эти значения в уравнение (IV—47), получают
потери давления на горизонтальном участке
Н3 = (0,048 • 45 + 0,08) • 34,98 = 78 кг/м2.
В этом уравнении
34 98 = ^st-_ — принято по табл. 94 для скорости движения
’ 2g
воздуха v3 = 23,9 м/сек.
Таблица 94
Скорость движения воздуха, м/сек Скоростное (динамическое) давление (в кг/см2-) при О V2 ——, для Р = 1,2 кг/мг 2g
0,0 0, 1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9
g 3,92 4,96 6,12 7,40 8,81 10,34 12,00 13,77 15,67 17,69 19,83 22,09 24,48 26,98 29,62 32,38 35 38 4,02 5 07 4,11 4,22 4,32 4,42 4,53 4,64 4,74 4,85
о 5,18 5,29 5,40 5,52 5,64 5,76 5, 6,00
10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 9.3 6^24 7,54 8,96 10,50 12,17 13,90 15,87 17,90 20,03 22,31 24,72 27,26 29,90 32,64 35 56 6,37 7,67 9,10 10,66 12,34 14,14 16,07 18,11 20,29 22,56 24,98 27,50 6,49 7,82 9,26 10,82 12,51 14,33 16,26 18,32 20,50 22,80 25,22 27,76 6,62 7,94 9,41 п,о 12,69 14,52 16,45 18,52 20,71 23,03 25,48 28,03 6,74 8,09 9,56 11,15 12,87 14,70 16,65 18,75 20,93 23,27 25,72 28,30 6,87 8,24 9,72 11,31 13,05 14,90 16,86 18,95 21,17 23,51 25,98 28,58 7,00 8,38 9,87 11,48 13,23 15,08 17,06 19,17 21,40 23,76 26,22 28,80 7,14 8,52 10,00 11,65 13,41 15,27 17,28 19,38 21,62 24,00 26,48 29,08 7,27 8,56 10,18 11,82 13,58 15,46 17,47 19,46 21,86 24,24 26,72 29,36
30'16 32,94 30,46 33,22 30,70 33,50 31,00 33,80 31,25 34,10 31,52 34,36 31,80 34,68 32,10 34,98
24 35,84 36,16 36,44 36,75 37,02 37,35 37,65 37,95
25 38'25 38^55 38,85 39,20 39,50 39,80 40,10 40,40 40,70 41,05
' 26 Заказ 1236
401
Коэффициент местного сопротивления отвода £ = 0,08 най-
ден по табл. 95. При этом принято отношение радиуса отвода
о
к его диаметру — = 5 и угол а = 80°.
d
Таблица 95
Коэффициенты сопротивления С круглых отводов при а
R'.d 30 45 60 7 5 90 100 120 150 180
0,75 0,22 0,32 0,39 0,45 0,50 0,52 0,58 0,64 0,70
1,0 0,10 0,14 0,17 0,20 0,22 0,23 0,25 0,28 0,31
1,5 0,08 0,11 0,14 0,16 0,18 0,18 0,20 0,22 0,25
2,0 0,07 0,09 0,11 0,13 0,15 0,15 0,17 0,19 0,20
2,5 0,06 0,08 0,10 0,12 0,13 0,14 0,15 0,17 0,18
3,0 0,05 0,07 0,09 о,н 0,12 0,12 0,14 0,15 0,16
4.0 0,05 0,06 0,08 0,09 0,10 0,10 0,11 0,13 0,14
5,0 0,04 0,06 0,07 0,08 0,09 0,09 0,10 0,11 0,12
6,0 0,04 0,05 0, 07 0,08 0,08 0,09 0,10 о,н 0,12
7,0 0,04 0,05 0,06 0,07 0,08 0,08 0,09 0,10 о,п
8,0 0,03 0,05 0,06 0,06 0,07 0,08 0,08 0,09 0,10
9,0 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07 0,07 0,08 0,09 0,09
10,0 0,03 0,04 0,05 0,06 0,06 0,07 0,07 0,08 0,09
г) Потери давления в
(IV—48)]
циклоне-разгрузителе
[уравнение
9
РвЛ’р
2Д
2,8 1,2-17^ = 50 Кг/Л|2_
2 9,81
Принятый здесь £ — коэффициент местного сопротивления по
табл. 96 для циклона ЦОЛ; £ = 2,8.
д) Потери давления в батарейном циклоне
о
Я5 = = 14 = 72,8 кг/м\
5 2g 2-9,81
492
где g— коэффициент местного сопротивления; £ находят по
эмпирическому уравнению в зависимости от диаметра
батарейного циклона;
С =20- %< = 20 • 0,7= 14;
— диаметр батарейного циклона; dv = 0,7 м.
е) Расчет потерь давления на остальных участках пневмо-
проводов- от батарейных циклонов до скруббера и выброса воз-
духа наружу, проведенный в той же последовательности, позво-
ляет получить следующие результаты:
Нв = 32 + 4,2 + 65 = 101,2 кг/м2.
Расчетные участки номера 8, 10 и 11 см. в табл. 96.
Потери давления при транспортировке аэро-
смеси. При подъеме аэросмеси на высоту S = 12 = 15 м потери
давления составляют
ЯП1 = 1,2 - ц • 12 = 1,2 • 0,82 • 15 = 15,0 кг/м2. (IV-49)
На вертикальном и горизонтальном участках до циклона-
разгрузителя потери давления находят из уравнения
ЯМ1 = (Я, + Я2 + Я3) (1 + ц/С) = (72 + 23 + 78) (1 + 0,82 • 1) =
= 315 кг/м2, (IV-50)
где К — коэффициент сопротивления материала при его тран-
спортировке в трубопроводах во взвешенном состоянии;
он зависит от физических свойств материала и скорости
движения воздуха. Для порошка принимают по прак-
тическим данным К = 1.
Определив потери давления на отдельных участках пневмо-
транспорта, находят общие потери давления в системе:
1. При работе на чистом врздухе
Н' = Нх + Н2 + Н3 + Я4 + Н5 + Я6 = 72 + 23 + 78 + 50 +
+ 72,8+ 101,2 = 397 кг/м2.
Неучтенные потери принимают в размере 10%, откуда
Н = Н' • 1,1 =397 • 1,1 =437 кг/м2.
2. При транспортировке порошка
Ям +ЯП = ЯП1 + ЯМ1 + Я< + Я5 + Я6 = 15 + 315 + 50 +
+ 72,8 + 101,2 = 554 кг/м2.
Неучтенные потери принимаются в размере 10%.
Откуда
Ясм = (ям + Яп) 1,1 = 554 • 1,1 = 609 кг/м2.
Для удобства расчеты сведены в табл. 96
26*
403
Таблица 96
Расчет пневматического транспорта для гранулированных моющих порошков
Номер участка 1 Наименование - % -участка Производитель- ность по возду- ху V, м3/ч Диаметр трубо- провода d, мм Скорость движе- ния воздуха v, м/сек Потери давления при движении чистого воздуха
А значение d на 1 м длины трубопровода скорост- ной напор 2g СК’ кг/м2 потери давления на 1 м длины кг/м2 длина возду-: ховода 1, м потери давления на участке кг/м2 коэффи- циент местного сопроти- вления С потери давления иа местные со- противления 2СРсК, кг/м2 суммар- ные по- тери на участке н+^РсК. кг/м2
1 2 Приемник .... Вертикальный 4900 283 21,7 — 28,8 — __ — 2,5 2,5-28,8=72 72
и 5 3 стояк и колено Горизонтальный 4900 283 21,7 0,049 28,8 0,049-28,8= = 1,41 15 1,41-15= =21 0,08 0,08-28,8= =2,0 21+2=23
4 трубопровод . . Циклон-разгрузи- 5390 283 23,9 0,048 34,98 0,048х *34,98=1,72 45 1,72-45= =78 — — 78
7 тель Батарейный ци- 5630 230X400 17 —• 17,7 . — — — 2,8 2,8- 17,7=50 50
клон 6000 175X175 9,2 — 5,2 — — — 14 14-5,2=72,8 72,8
8 11 Трубопровод . . Два отвода к 6350 410x390 12,2 0,03 9,1 0,03-9,1 = =0,28 7 0,28-7= =2,0 0,22+3= =3,22 3,22-9,1=30 2+30=32
скрубберу . . 6350 445 11,3 0,033 7,82 0,033-7,82 = = 0,26 3 0,26-3= =0,78 0,44 0,44-7,82= =3,4 0,78+ 3,4=4,2
10 Скруббер ЦС-7 , 6350 560x175 Неу И т чтенные г Все Г о ... ютери 10% го ... . 65 397 40 437
Продолжение табл. 96
Номер участка I Наименование участка Производитель- ность по возду- ху V, м3/ч Диаметр трубо- провода d, мм i Скорость движе- 1 ния воздуха v, 1 м/сек Потери давления при движении аэросмеси Перечень величин местных сопротивлений
значение потери давления суммар- ные по- - тери иа участке, кг/м2
аэросме- си на участке W+мЛ), кг/м2 на местные сопроти- вления 4-|л), кг/м2 на подъем порошка ЯП=1,2МХ XS, кг/м2
1 2 и 5 3 Приемник .... Вертикальный стояк и колено Горизонтальный трубопровод . . 4900 4900 5390 283 283 283 21,7 21,7 23,9 1+0,82 х Х1 = 1,82 1,82 1,82
4 Циклон-разгрузи- тель 5630 230x400 17 .—
7 Батарейный ци- клон 6000 175x175 9,2 ---
8 Трубопровод . . 6350 410x390 12,2 —
11 Два отвода к скрубберу . . . 6350 445 и,з
10 Скруббер ЦС-7. 6350 560x175 — —
СП
— 72-1,82= = 131,0 — 131,0 Приемник £=2,5
23-1,82= — 1,2-0.82Х 42+15= Отвод £=0,08
=42,0 78-1,82= х 15=15,0 =57 142 Подсос воздуха после
= 142 — — 50 отвода принимают рав- ным 5% Циклон ЦОЛ-6 £=2,8
— — 72,8 Батарейный циклон типа
32 УЦ-38 диаметром 700 мм; £=14 Отвод £=0,22, всасываю-
— 4,2 щий короб £=3,0 Два отвода
— 65 £ = 2x0,22=0,44 Потери давления по ка-
Неучте Итог иные пот В се г с э ... ери 10% . . . . 554 55 609 талогу Промстрой- проекта составляют 50—80 кг/м* принимают 65 кг/м*
Подбор вентилятора
и электродвигателя к нему
Задача подбора вентилятора к данной пневмосистеме заклю-
чается в том, чтобы по полученным из расчета сети значениям
расхода воздуха VBt = 6000-1,06 = 6350 м3/ч и ее полного сопро-
тивления 609 кг/м2 подобрать вентилятор, который обеспечил
бы работу с этими расчетными параметрами, и чтобы его полное
давление полностью расходовалось на преодоление сопротивле-
ния сети, т. е. чтобы Явент = 609 кг/м2.
Этим условиям удовлетворяет центробежный вентилятор вы-
сокого давления типа ЦВ-18 № 9 производительностью 6350 лг3/ч,
напором 609 мм вод. ст. (кг/м2), числом оборотов в минуту
п = 1630 и к. п. д. г) = 0,63.
При определении установочной мощности электродвигателя
для привода вентилятора системы пневматического транспорта
следует исходить из условий, что пневматическая сеть и вентиля-
тор будут иметь два режима работы: на чистом воздухе и на сме-
си— при одном и том же числе оборотов. Это число оборотов
определяют по характеристической кривой.
Потребная мощность электродвигателя при работе:
а) на смеси при напоре 609 кг/м2
^расч
6350 609
3600 • 102 • 0,63
= 16,5 кет;
(IV-5.1)
б) на чистом воздухе при напоре 437 кг/м2 и п = 0,62
_ 6350 ' 437
1 ~ 3600 • 102 . 0,62
12,1 кет.
Напор 437 кг/м2 вентилятор по своей характеристической
кривой создает при п = 1400 об/мин.
Поскольку вентилятор и при работе на чистом воздухе дела-
ет 1630 об/мин, то по закону пропорциональности расходуемая
мощность будет
^аеч= nJ— У = 12,1 { !630И3^ 19,1 кет. (IV-52)
\ iif ) \ 1400 I
Из полученных значений потребных мощностей Мрасч и
^расч принимают большее, т. е. 19,1 кет.
При выборе электродвигателя необходимо учесть потери в
приводе вентилятора, потери в подшипниках и перегрузку элек-
тродвигателя в момент пуска; потребная мощность электродви-
гателя
^;асч = -Л^-к =
’Inp’lrroA
—— 1,1 = 24,6 кет,
0,87-0,98
(IV-53)
)6
где т]пр — коэффициент, учитывающий потери в текстропной пе-
редаче; т]пр = 0,85—0,89; принимается 0,87;
т|под — коэффициент, учитывающий потери в подшипниках;
Плод = 0,97 — 0,99; принимается 0,98;
К—коэффициент запаса мощности: К = 1,1-
Устанавливают электродвигатель типа А073-4 мощностью
28 кет с числом оборотов в минуту 1460.
Охлаждение порошка
в пневмопроводе
Порошок засасывается в пневмопровод с температурой около
= 70° С. При транспортировке порошок охлаждается за счет
нагревания воздуха и потерь тепла в окружающую среду.
Для расчета принимается:
начальная температура воздуха tH = 20° С;
конечная температура воздуха = 45° С;
теплоемкость воздуха в пределах температур 0—100° С; с =
= 0,31 ккал/ (м3 град);
теплоемкость порошка сп = 0,53 ккал/ (кг • град);
количество воздуха Vг:, = 5630 м3.
Температуру, до которой охлаждается порошок при транс-
портировке, можно определить по формуле
— А) _ 5630 -0,31 (45 — 20) __ 17оГ
Охлаждение
в окружающую
t _ fa-(tcp — tn) __ 62-9,7(33 — 20) 30 q
G' ~ 4825 - 0,53 ~
где f — поверхность излучения воздуховода; f — 62 мг;
a — коэффициент теплоотдачи в окружающую среду;
а = 9,7 ккал) (м2 • ч • град);
/Ср — средняя температура стенки пневмопровода, принима-
ется как средняя между температурой воздуха на входе
и выходе
Т + А 20-4- 45 33° С
< ср ~ 2 2 —
Температура порошка на входе в циклон-разгрузитель
(1П1 + /Пг) = 70 - (17 + 3) = 50° С.
q с 4825-0,53
порошка за счет потерь тепла пневмопроводом
среду
Аэрозольтранспорт
В настоящее время появились более эффективные установки
по сравнению с пневмотранспортом для транспортировки порош-
кообразных материалов— пневматика высоких концентраций,
407
или аэрозольтранспорт. Концентрация порошка в этих установ-
ках достигает около 100 кг на 1 кг воздуха.
Физический смысл этого вида транспорта состоит в том, что
благодаря способности некоторых порошкообразных материалов
к насыщению воздухом при подаче его через мелкопористые те-
ла в порошке (материале) создается подвижная аэропульпа.
Мельчайшие частицы капиллярно-распыленного воздуха прони-
кают в пустоты — поры порошка, заполняют их, образуя между
частицами воздушную прослойку, которая и нарушает действую-
щие между частицами силы трения и сцепления. Такая пульпа
способна при определенном уклоне или давлении перемещать-
ся— «течь», как жидкость, по материалопроводу на расстояние
до 400 м.
Главные преимущества аэрозольтранспорта по сравнению с
пневмотранспортом — исключение из этой установки циклонов,
громоздких фильтров, труб больших диаметров и экономия
энергии. Транспортировка порошков этим методом создает хоро-
шие условия для повышения производительности труда и сни-
жения стоимости продукции.
Расчет аэрозольных установок строят на основе установле-
ния оптимальных соотношений между материалом и воздухом
и в настоящее время наиболее полно разработан ВНИИЗом
применительно к перемещению муки. В дальнейшем необходи-
мо разработать требуемые соотношения и для других порошко-
образных материалов.
В связи с отсутствием опытных данных для аэрозольтранспор-
та других порошкообразных продуктов приводимые ниже расче-
ты построены на основе данных по аэрозольтранспорту муки.
Возможно, что в реальных условиях работы заводов синтети-
ческих моющих средств параметры аэрозольтранспорта будут
отличаться от приведенных ниже расчетных. Однако методика
расчета и основные конструктивные элементы сохранят свое зна-
чение.
Для подачи воздуха в аэрозольтранспортных установках
можно применять:
ротационную воздуходувку при общем сопротивлении сети
до 0,55 ат избыточных;
ротационные воздуходувки при избыточном сопротивлении
до 0,75 ат — сдвоенные (последовательно работающие);
воздушные компрессорные станции при сопротивлении до
1,3 ат избыточных
П.р имечание. Конструкции питателей, рекомендуемые ВНИИЗом для
аэрозольтранспорта муки, не позволяют применить давление в сети свыше
1,3 ат избыточных.
Аэрозольтранспортные установки состоят из следующего обо-
рудования: ротационной воздуходувки или воздушного компрес-
108
сора, питателя, материалопровода, устройства для выпуска воз-
духа.
Для непрерывного транспорта рекомендуется применять пи-
татели шлюзовые — при рабочем давлении в сети до 0,7 ат из*
быточных и шнековые при давлении до 1,3 избыточных.
Питатель аэрозольтранспортной установки предназначен:
а) для равномерной подачи транспортируемого материала из
зоны атмосферного давления в трубопровод, находящийся под
избыточным давлением воздуха;
б) для насыщения воздухом (аэрации) транспортируемого
порошка, который при этом приобретает лучшую текучесть.
В аэрационной камере питателя имеется диафрагма из бель-
тинга толщиной 6—10 мм.
Шнековый питатель (рис. 89) снабжен загрузочной ворон-
кой /, из которой материал поступает в шнек 2. В этом шнеке
имеется два заборных и три напорных витка. Шнеком материал
подается на пористую диафрагму 4 аэрационной камеры 5. Воз-
дух подается под диафрагму через нижнюю часть аэрационной
камеры 3. Аэросмесь отводится по трубе 6. Шнековый питатель
приводится в движение электродвигателем 7.
Разгрузителем аэрозольтранспортной установки может слу-
жить любая емкость, снабженная устройством для выхлопа на-
гнетаемого воздуха (бункер, силос и т.п.), в которую беспрепят-
ственно можно принимать весь подаваемый материал.
Выхлоп воздуха из бункера может осуществляться:
аспирацией бункера при скорости забора воздуха не более
1 м/сек-,
фильтрующим'рукавом при скорости выхода воздуха из бун-
кера не более 1 м!сек и нагрузке фильтрующей ткани до
2,5 м2/мин на 1 м2.
40&
Аэрозольтранспортная установка для кальцинированной соды.
На рис. 90 изображена схема аэрозольтранспорта для подачи
кальцинированной соды в силосы склада. Подача соды в прием-
ную воронку 1 шнекового питателя 2 происходит самотеком.
В качестве источника дутья используется воздушный компрес-
сор 3. Для охлаждения, очистки и осушки воздуха компрессор
снабжается холодильником 4, масловлагоотделителем 5 и осуши-
телем 6. Между масловлагоотделителем и осушителем находится
ресивер 7. Принцип работы установки состоит в том, что сода
шнековым питателем 2 подается на диафрагму 8 аэрационной
камеры 9. Сода разрыхляется воздухом, проходящим через диа-
фрагмы, и начинает «течь» как жидкость по материалопроводу 10
в силосы-разгрузители 11. Выхлоп воздуха из разгрузителей
обеспечивается фильтрующим рукавом 12.
Ориентировочный расчет аэрозольтранспорта
кальцинированной соды
Требуемая производительность G = 20 т/ч. Общая протяжен-
ность трассы L = 60 м, в том числе горизонтальный участок—•
30 м, вертикальный—14 м; длина 10 м эквивалентна сопротив-
лению двух отводов, а 6 м — двух переключателей.
Определению подлежат:
ц — массовая (весовая) концентрация смеси, кг/кг-,
ок— конечная скорость воздушного потока, м1сек\
d— диаметр материалопровода, м;
V — полезный расход воздуха, м3/мин-,
рк — полное сопротивление установки, или избыточное давление
источника дутья, ат.
По заданной длине материалопровода L определяется допу-
стимая массовая (весовая) концентрация соды (в кг) на 1 кг
воздуха; на практике для этого пользуются следующими при-
ближенными уравнениями:
а) при подаче воздуха одной ротационной воздуходувкой
рР1 = сод» ; (IV-54)
L кг воздуха
б) при подаче воздуха двумя последовательно работающими
ротационными воздуходувками
1200 , тгссч
Рр2 = —-— кг/кг-, (IV-55)
в) если источником дутья предполагается воздушный ком-
прессор
рк = —— кг! кг. (I V -56)
410
411
Принимая для дальнейших расчетов в качестве источника
дутья воздушный компрессор, получают
1800 <>,. кг соды
нк = ------= 30------------.
60 кг воздуха
Потери давления в материалопроводе находят из следующего
уравнения:
0,2|iKL
р =
0,2-30-60
—---------- = 563 мм рт. cm. (IV-57)
1 —0,0002 - |iKL 1 — 0,0002 - 30 - 60 v '
Конечная скорость движения воздуха зависит от начальной,
состояния его и от потери давления в трубопроводе.
Она может быть определена из уравнения
= vH (1 + = 7,5 (1 + = 16 м/сек, (IV-58)
где пн— начальная скорость движения воздуха. Обычно пн =
= 6—9 м/сек. Принято для расчетов +, = 7,5 м/сек.
Конечная скорость движения воздуха, по практическим дан-
ным, не должна превышать 15—18 м/сек.
Потери давления на так называемый разгон кальцинирован-
ной соды находят из уравнения.
I¥k(1 + <W 30-162 (1 + 0,5-2) ,Ivcm
рр = ------—-----=---------—--------— = 127 мм рт. cm., (1V-59)
где п— число отводов; п = 2.
Определив величину массовой (весовой) концентрации, нахо-
дят объем полезного расхода воздуха, необходимого для транс-
портирования G = 20 т/ч кальцинированной соды, по уравнению
V = 13,9 — = 13,9 — = 9,3 мЧмин. (IV-60)
Рк 30
По полезному расходу воздуха определяют диаметр материа-
лопровода из уравнения
d = l/ —— =1/ —^— = 0,11 м.
У 47vK у 47-16
Потеря давления аэрационной камеры шнекового питателя
определяется из уравнения
n no GV°’35
р„ = 0,02-------
d2
(IV-61)
V 90 . q о0,35
+ 3,3-------,------= 0,02 ----
I Pq. \ 0 112
Г>2 1 + —М . ’II
\ 735 /
10,8 1ЛА
-------------= 140 мм рт. ст.,
690 \
735 /
где D — диаметр аэрокамеры шнекового питателя; D = 0,35 м:
Рс — потери давления в материалопроводе;
+ з,з
0,352
Vk
(IV-62)
41
Рс = р + рр = 563 + 127 = 690 мм рт. ст.
Суммарные потери давления в установке
SPC = Рс %- рн = 690 + 140 = 830 мм рт. ст.
Требуемое давление воздуха, нагнетаемого компрессором, при
запасе 10 %.
п 1,1ST 1,1-830 . .
Рк = —----= —--------= 1,24 1,3 ат избыточных,
735 735
где 735 — давление 1 ат избыточной, мм рт. ст.
Принимая утечку воздуха в сети 15%, находят производи-
тельность компрессора
VK = 1,15 • V = 1,15 - 9,3 = 10,8 м^мин.
К установке принимается компрессор типа 2ВП 12/3 произ-
водительностью .12 м3[ммн с избыточным противодавлением
3 ат.
Необходимая площадь рукавного фильтра для очистки воз-
духа, удаляемого из силоса (после осаждения соды), определя-
ется из уравнения
F = = 4,3 м\ (IV-63)
ш 2,5
где со — допустимая нагрузка на фильтрующую ткань;
со = 2,5 м3/мин воздуха на 1 м2 при скорости выхода
воздуха из силоса не более 1 м)сек.
Оборудование для расфасовки
гранулированных моющих порошков
Порошки, предназначенные к реализации в розничной торго-
вой сети, расфасовывают в пакеты массой (весом) 200—500 г.
Принято считать, что в расфасованном виде выпускают 70%
вырабатываемой продукции и 30%, предназначенные для про-
мышленного потребления (включая прачечные), выпускают
в крафт-мешках.
Расфасовочное оборудование целесообразно рассчитывать
на максимальную производительность цеха— 120 т в сутки, имея
в виду, что в отдельные периоды всю продукцию выпускают
в мелкой расфасовке.
При круглосуточной работе цеха по производству синтетиче-
ских моющих порошков, отделение расфасовки обычно рассчи-
тывают на двухсменную работу. Средняя масса (вес) пакета
с порошком принимается 300 г.
. Количество пакетов, выпускаемых в сутки
120 • 1000 • 1000
п = -----------= 400000 шт.
413
При выпуске пакетов массой (весом) 200 г [за счет сниже-
ния насыпной массы (веса) порошков] производительность отде-
ления расфасовки составит
= 80 т.
G _ 400000 • 200
~ 1000 • 1000
Это соответствует нижнему пределу производительности цеха'
(70% от его суточной производительности).
Рис. 91. Автомат для расфасовки гранулированных моющих по-
рошков в пакеты:
1 — кассета для пустых пакетов; 2 — участок заклейки нижних клапа-
нов; 3 — участок заполнения; 4 — участок заделки и заклейки верхних
клапанов; 5 — участок выхода заполненных пакетов; 6 — питающая во-
ронка для порошка.
Автомат для расфасовки порошков в пакеты. Автомат
(рис. 91) берет из кассеты подготовленный пакет, склеенный по
продольному шву, расправляет его, закрывает и заклеивает
нижние клапаны и насыпает в пакет порошок из бункера, распо-
414
ложенного над автоматом. Закрытые пакеты, с заклеенными
с двух сторон клапанами, передаются далее на упаковку.
Количество требующихся расфасовочных автоматов со сред-
ней производительностью, а = 200 готовых пакетов в минуту
составит
а<? - 60Z
400000
200 • 0,7 • 60 • 14
автоматам,
где ф — коэффициент использования рабочего времени автома-
та; ф = 0,7;
Z—число часов работы автомата в сутки; Z = 14 ч.
Техническая характеристика автомата
Производительность пакетов в минуту ...... 150—300
Масса (вес) пакета в зависимости от объемной
массы (веса), г................................. 200—400
Размер пакета, мм.............................. 125x43x205
Дозирование.................................... Объемное
Число стаканов дозатора .......................... 16
Потребляемая мощность, кет................... 6
Масса (вес) машины, кг ...................... 8600
Упаковка пакетов с синтетическими моющими порошками
может осуществляться в два вида тары. Их укладывают в стан-
дартные короба из гофрированного или плотного картона или
штабелируют в пачки, которые завертывают в крафт-бумагу.
Автоматы для упаковки синтетических моющих порошков
в картонные короба. Автомат типа АУПК-1 предназначен для
укладки пачек в короба из гофрированного картона. Он забира-
ет из штабеля заготовку короба, сложенную в виде конверта,
раскрывает и расправляет ее, укладывает в короб предваритель-
но уложенные в штабель 50 пакетов и передает заполненный
короб,ко второму автомату. Этот автомат типа АЗК-1 (табл. 97)
закрывает клапаны заполненного короба, оклеивает его по сты-
ку клапанов гуммированной лентой, маркирует и передает на
транспортер, отводящий готовую продукцию на склад.
Для заданной мощности цеха количество потребных автома-
тов для укладки пакетов в короба при производительности ав-
томата в среднем 5 коробов в минуту составляет
400 000 о
nv = — ---------= 2.
у 50 • 5 • 60 • 14
Обычно к каждому расфасовочному автомату устанавливают
свой укладочный автомат.
Количество обандероливающих автоматов при средней про-
изводительности их 12 коробов в минуту будет
400000 .
Пп = ------------ = 1 .
“ 50 • 12 • 60 • 14
Для надежности работы устанавливают два обандероливаю-
щих автомата с таким расчетом, чтобы один обандероливаю-
щий автомат приходился на два укладочных.
415
Таблица 97
Техническая характеристика автоматов
для упаковки синтетических моющих порошков
Показатели Автоматы
АУПК-1 АЗК-1
Назначение Укладка пакетов Оклеивание
с порошком в кар- и обандероливание
тонные короба коробов
Тип автомата Линейный Линейный
Производительность коробов в минуту 6 8—22
Короб Гофрированный
картон марки Т
гост 7315—55
Размеры короба, мм
длина 640 640
ширина 235 235
высота 420 420
Количество пакетов в коробе, штук 50 —
Мощность электродвигателя привода,
кет 1,7 1,7
Вакуум-насос, мощность привода, кет 1,0 —
Управление автоматом Рычажно-кнопочное Рычажно-кнопочное
Габариты автомата, мм
длина ... 3980 5150
ширина 2680 1435
высота 3025 1280
Масса (вес) автомата, кг 2165 2093
Агрегат для групповой упаковки пакетов с порошком
в крафт-бумагу. Пакеты с порошком выходят из расфасовочного
автомата непрерывным потоком отдельными рядами с интерва-
лом между ними 30—50 мм. В каждом ряду пять пакетов.
Агрегат, состоящий из устройства ЭШУ и автомата типа
AI-XAI-У (рис. 92 и 93), упаковывает в крафт-бумагу по 28 па-
кетов. Процесс упаковки состоит из следующих операций:
группирования заданного количества пакетов в штабель на
устройстве ЭШУ;
последующей его завертки в крафт-бумагу и заклеивания
образующихся пачек на автомате AI-XAI-У.
Устройство ЭШУ состоит из сдвоенного синхронно периоди-
чески работающего ленточного транспортера (нижнего и верхне-
го) 2, который перемещает пакеты к распределительному меха-
низму 1.
После того как к распределительному механизму подано че-
тыре ряда пакетов, сдвоенный транспортер 2 автоматически
останавливается, пакеты толкателем 3 передаются на питающий
транспортер-накопитель 4, где пакеты объединяются в единый
поток. Из этого потока периодически работающим транспорте-
416
Таблица 98
Техническая характеристика упаковочного агрегата
Показатели Штабелиро- вочиое устройство марки ЭШУ Заверточный автомат марки AI-XAI-У
Производительность, число пачек в мин — До 10
Количество пакетов в упаковке, шт. — 28
Мощность электродвигателя, кет . . 0,6 2,8
Габариты, мм
длина 3600 3737
ширина . 2200 2160
высота 1900 1860
Масса (вес), кг 1434 1450
Весы типа ДСА-50 предназначены для упаковки порошка
в крафт-мешки массой (весом) по 10—15 кг. Установка состоит
из подвесного бункера с конусным переходом на патрубок и соб-
ственно подвесных весов рычажного типа.
Процесс взвешивания для большой точности построен с двой-
ным режимом питания весов: в начале взвешивания порошок
подается через все сечение патрубка, в конце взвешивания —
тонкой струей через узкую щель. Весы приводятся в движение
под действием проходящего через них порошка.
Техническая характеристика весов ДСА-50
Взвешиваемый материал .........................Гранулирован-
ный порошок
Масса (вес) порции в порошке, кг .............. 10—15
Производительность, т/ч........................ 1—1,2
Масса (вес), кг................................ 250
Количество порошка, упаковываемого в крафт-мешки, прини-
мается 30% от максимальной производительности цеха, или
Г 120-30 QC
и = = 3b mlcyniKW,
число потребных весов
Печатно-высекательный автомат — ротационная пятикрасоч-
ная машина, предназначенная для изготовления из ролевого
картона заготовок пакетов для мелкой расфасовки порошка.
Принцип действия автомата заключается в том, что краска
переносится с печатной формы на непрерывно движущийся ру-
лон картона через офсетный резиновый вал. На выходе из маши-
ны рулон с отпечатанным на нем рисунком проходит через
штампующую головку, которая высекает из рулона заготовку
пакетов определенных, заранее заданных размеров.
27* 419
Печатно-высекательный автомат (рис. 94) имеет рулонодер-
жатель 1 с тормозным устройством 2,. на котором закрепляют
рулон тонкого картона. При помощи разматывающего механиз-
ма 3, состоящего из нескольких валиков 4 и 5, лента картона
подается к четырем последовательно работающим печатающим
аппаратам офсетной печати б, которые наносят на картон четы-
рехкрасочный рисунок.
Каждый печатающий аппарат имеет корыто для краски 7,
вращающиеся раскатные и накатные валики 5, офсетные и печат-
ные валы 9. Принцип действия автомата заключается в том, что
7 S
Рис. 94. Печатно-высекательный автомат.
краска переносится с печатной формы на непрерывно движу-
щийся рулон картона через офсетный валик.
После нанесения последней краски рулон картона с напеча-
танным рисунком и текстом, при помощи аппарата периодиче-
ской подачи 10, подается к высекательной головке 11. Здесь из
рулона высекается картонная заготовка определенных заранее
заданных размеров, которая складывается стопкой в кассету 12.
Все рабочие органы смонтированы на станине; привод их осу-
ществляется от электродвигателя 14 с текстропной передачей.
Производительность печатно-высекательного автомата со-
ставляет 150—200 пакетов в минуту, средняя — 175.
Количество потребных печатно-высекательных автоматов,
принимая 2% брака в производстве, находят из уравнения
400 000-1,02 о
п =----------— = 3 автоматам.
175-60-14
С резервом устанавливается 4 автомата.
Техническая характеристика печатно-высекательного автомата
Производительность заготовок в час, тыс. шт........9—12
Число ударов штампующей головки в минуту...........81—100
Наибольший диаметр рулона картона, мм.............. 1000
Ширина рулона картона, мм......................'. . 720
Толщина картона, мм..............................0,2—1
Мощность электродвигателя, кет......................... 4
Габариты автомата, м
длина............................................11,5
ширина............................................ 2,3
высота . ......................................... 1,7
420
Автомат для склеивания по продольному шву (рис. 95). Этот
автомат склеивает по продольному шву заготовки, поступаю-
щие от печатно-высекательного автомата.
Рис. 95. Автомат для склеивания пакетов по продольному шву:
1 — накладчик; 2 — механизм предварительного перегиба; 3 станина
с приводом; 4 — клеемазальиый механизм; 5 — складывающий механизм;
6 — верхний и нижиий транспортеры.
Производительность продольно-склеивающего автомата
350 пакетов в минуту.
Число потребных автоматов
400 000-1,02 с,
п. =----------— 2.
350-60-14
Техническая характеристика автомата
Производительность (шт. в минуту) при длине пакета, мм
80.....................................................До 800
250 ...............................................!» 400
300 ............................................... » 350
421
Размеры пакета, мм
длина заготовки...................................... 80—450
ширина сложенного пакета......................... 40—250
Потребная мощность, кет ................................ 4,5
Масса (вес) автомата, кг............................... 2280
Установка в отделении расфасовки порошков четного коли-
чества расфасовочных, упаковочных и печатных автоматов по-
зволяет организовать расфасовку одновременно двух видов по-
рошков, вырабатываемых по разным рецептурам.
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА
Расчет расхода пара на технологические нужды цеха по про-
изводству НО т/сутки гранулированных синтетических моющих
порошков (по рецептуре № 2) приведен в табл. 99.
Таблица 99
Статьи расхода
Расход пара, кг
иа 1 т порошка в сутки
Приготовление раствора силиката натрия. Расход пара,
по практическим данным, составляет 250 кг- на 1 пг рас-
твора концентрацией 38%; расход раствора силиката
108 250
натрия составляет 108 кг/т. Расход пара -------------
Нагревание глухим паром при абсолютном давлении 3 ат
раствора силиката магния от % = 20° С до /к = 80° С;
количество раствора 67 кг/т.', теплоемкость раствора
п 67-0,7 (80- 20)
Ср. м = 0,7 ккал/(кг-град). Расход пара -------------
Нагрев и плавление 30,5 кг алкилоламидов от %=20°С
до /к = 80° С; теплоемкость с-, = 0,6 ккал!{кг град).
Скрытая теплота плавления q= 36 ккал/кг. Расход
пара 30,5 [0,6 • (80—20)Д-36] = 2196 ккал. Для на-
грева применяется горячая вода с начальной темпера-
турой tH = 98° С и конечной tK = 85° С. Количество
потребной горячей воды на нагрев и плавление алки-
2196
лоламидов W,, =------=170 кг
1,1 98—85
Расход острого пара при абсолютном давлении 3 ат
на нагрев этого количества воды с учетом 5% потерь
2196 • 1,05
составляет ...................................
524
2970
660
550
422
Продолжение табл. 99
9 Статьи расхода Расход пара, кг
иа 1 т порошка в сутки
Нагрев горячей водой 216 кг водного раствора сульфо- но ла от = 20° С до /к = 80° С и плавление 102.5 кг сульфонола. Теплоемкость раствора сульфонола сс = =0,75 ккал! (кг-град)', скрытая теплота плавления сульфонола <7 = 40 ккал/кг. Расход тепла 216-0,75 (80—20)4-102,5 • 40 = 13820 ккал. Расход горячей воды 13820 Ц7„ = = 1060 кг. 1,2 98—85 Расход острого пара при абсолютном давлении 3 ат на нагрев этого количества воды с учетом 5% потерь 13820 -1,05 составляет .... 524 28 3080
Нагрев горячей водой композиции в количестве 1685 кг от /н = 30° С до /к= 70° С при теплоемкости компо- зиции ск = 0,8 ккалЦкг- град). Расход тепла 1685 х Х0,8 (70—30) = 53920 ккал. Расход горячей воды со- 53920 став ля ет Ц7 — — 4150 кг н’ 98—85 Расход острого пара при абсолютном давлении 3 ат на нагревание этого количества воды с учетом 5% потерь 53920-1,05 составляет 108 11880
524 Нагрев воды, подаваемой в скруббер для отходящих га- зов, от /„ = 20° С до tK = 60° С. Количество воды Согласно вышеприведенному расчету (см. стр. 390) со- ' 407 ставляет 407 кг/ч, или -—.= 8а кг/т порошка. Вода 85"- (60—20) нагревается острым паром 6 660
Расход пара на работу парового насоса согласно завод- ским данным составляет 120 кг/ч, или на 1 т порошка 120 25 2750
4,8 .... Подогрев 1685 кг композиции после деаэрации с повыше- нием температуры ее на 5° С. Расход пара 1685 0,8 - 5 1,05 524 ' 14 1540
Количество горячей воды, необходимой для этой опера- 1685 -0,8-5 ции 117 __ _ 630 кг. "4 98—85
423
Продолжение табл. 99
Статьи расхода
Нагрев острым паром 3 м3 сутки воды для про-
мывки форсунок от /н = 20° С до /к = 50° С. Рас.
3000 (50—20)
ход пара .......................................
574-110
Нагрев глухим паром при абсолютном давлении 3 ат
мазута от tH = 20° С до tK = 80° С; теплоемкость ма-
зута ск = 0,5 ккал/(кг град). Расход мазута согласно
приведенному выше расчету составляет 358 кг/ч, или
358 _ 75-0,5(80—20)
на 1 т — = 75 кг. Расход пара ------------- . .
4,8 н 467
Компенсация тепловых потерь аппаратов и сборников.
Суммарная поверхность теплоизлучения ~ 360 м3. Тем-
пература массы в аппарате И в сборниках 70° С; темпе-
ратура в помещении 20° С. По приложению 21, тепло-
потери изолированной поверхности при этих усло-
виях составляют 73 ккал/(мъ • ч град). Общие потери
тепла 360 73 = 26280 ккал/ч. На 1 т порошка потерн
26280 „,
составляют ^ = 5500 ккал. Расход острого пара на
5500-1,05
компенсацию потерь ...............................
5500
на эту операцию Wa = ——— =
на обогрев горячей водой тру-
2500
" ‘ 524 ’ ‘ ‘ ’
Расход горячей воды
= 420 кг. Расход тепла
бопроводов ~ 2500 ккал/т. Расход пара —-
Расход горячей воды соответственно
= 200 кг.
Прочие неучтенные расходы 5% от учтенных
2500
98-85
Всего расход пара.............
Количество требуемой горячей воды 2Ц7Н, м.3..........
Расход пара, кг
на 1 m порошка в сутки
2 220
5 550
И 12W |
4 - 440 |
12 1325 "
253 27835
6,63 729
РАСЧЕТ РАСХОДА ВОДЫ
Расчет расхода воды на технологические нужды цеха произ-
водительностью ПО т/сутки гранулированных синтетических?
моющих порошков (по рецептуре № 2) приведен в табл. 100.
424
Таблица 100
Статьи расхода Расход воды, дс3
на 1 т порошка в сутки
Приготовление раствора силиката натрия. Расход раство-
ра 108 кг/m, содержание воды в нем 67 кг/m. За вы- четом 27 кг острого пара, израсходованного при раст- 0,04 4,5
ворении, расход воды составляет Растворение сульфонола. Согласно расчету (стр. 362)
при растворении добавляется вода в количестве 105,8 кг/т 0,11 12,0
Добавление в композицию согласно расчету (стр. 365) . Конденсация в поверхностном конденсаторе 100 кг/ч 0,06 . 6,6
водяного пара, поступающего из деаэраторной уста- новки. Расход воды с начальной температурой 20° С
„„ 100-60 1,25
4,8-1000 Пополнение воды в скруббере для отходящего воздуха согласно расчету (стр. 390) 407 кг/ч, или на 1 т 0,407 138
0,09 10
4,8 Охлаждение сальников гомогенизатора и насоса высоко-
го давления по заводским данным составляет 0,1 м3/ч на каждую машину. На 1 т синтетических моющих
0,1-2 0,04 -
порошков: —— Охлаждение цилиндра вакуум-насоса, ho практическим , , „ , 1,5 данным, 1,5 мА, или на 1 т порошка 4,8 4,5
0,31 34
На мойку форсунок 3 м3/сутки, или на 1 т порошка
0,03 3
ио
Прочие неучтенные расходы 10% от учтенных 0,19 21,4
Всего расход воды .... 2,12 234
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
Компоновка оборудования в цехе синтетических моющих по-
рошков мощностью 30 тыс. т в год по одному из вариантов про-
екта Гипрожира приведена на рис. 96.
Цех состоит из нескольких участков, сблокированных в об-
щий корпус. В трехэтажном здании размерами в плане 60X24 м,
расположенном в левой части корпуса, размещаются отделения
для приемки и подготовки сырья, для приютовления компози-
ции и для сульфатирования высших жирных спиртов. К этому
зданию примыкают одноэтажные склады для сырья и готовой
425
45
По П-ПГ
8
60
56
IQ
52
40
57
2
8
о
I
8
О
10
/4'
/4
37
31
35 &
СШУ-57
59 Q
45
ШИШ
2\
Компрессорное
отделение
!3
Цек cynbq)omup2-
вания жирных ।
tnupmoo |
10
6!•
55
9
По 1~1
___,п 4о
|ддд
45
гшп
39
16
Бункерный
склад
сырья g
Подготови-
тельное
деление
от ~
21
21
15
16
16Л
Цех приготовле-
ния композиции и
у етасиликата.
натрия
Lr
Q
Q
Рис. 96.
о этажа; б — план площадок на уровне второго эта-
плаи ^площадок на уровне третьего этажа.
лоток; о — ленточные транспортеры; 4 — машины
мешков с сыпучими материалами; 5 — бурат;
оуратом; 7 — пакетировочный пресс для ?СЕРбАЖПРН-
30
в
34
15
Цех супырагири
вания жирных
спиртов дЗ
Планы и р-------------- ----------
духа; 22 - -------
автоклав для растворения силиката i.
ра силиката натрия; 26
41 А2
□
пения композиции
и метасиликата
натрия
°: трн м
.. рриготооленая
хшкогтозиции и нота-
т или кит а
Д»5?
63
оГ /5щ
; я
51
^'55
5)
а
разрезы цеха синтетических моющих средств мощностью 30 тыс. т в год:
? конвейер для мойки д{обленого силиката натрия; 23 —
' •тг-ггст растворения оиликета 2 атрия; 24 — сборник для нефиль-
трованного раствора силиката натри?; 25 — фильтрпресс для раство-
ра силиката натрия; 26 сборник? для филитплнанипгп nnnmnnnn
насос; 41 — насосы паровые нЛсого
композиции; 43 •— насосы высо^С ?_> давления; 44 — топка к сушильной
башне; *45 ~~ центробежные еенипятппьг- ................... •
давления; 42 — фильтры для
□
45
57
U
и
16, 4
и
37
35 °
22
15
а
Планы и
32
22
67
55
64 Ц
56
70
7р
3
14-
33
31
45
Компроссорное
отЛе.пение
Бункерный
склад
сырья g
Подготоои-
тепоное
деление
ОШ'
8
27
Цех приготовле-
ния композиции, и
м его а си п и кат а. '~-
натрия
30
в
/28
34
Цех супыратири
банил жирных
спиртов 53
игогоТГ-
/гения композиции
и метасиликата
натрия
15
3 м
СЙГО4, х
ее
41 .
ф ° 40^
„ иготовпени „
оппозиции и мета -
'ипикаша
J О /5 сЗ
64
Цех супофати^
вания жирных
спиртов
16
Рис. 96.
план первого этажа; б — план площадок Иа уровне второго эта-
жа; в — план площадок на уровне третьего этажа.
лифт; 2 — лоток; 3 — ленточные транспортеры; 4 — машины
растаривания мешков с сыпучими материалами; 5 — бурат;
бункер под буратом; 7 — пакетировочный пресс для освобожден-
бумажных мешков; 8 — скребковые транспортеры; 9 — нории;
бункера для кальцинированной соды, сульфата натрия, трипо-
ефата натрия, карбоксиметилцеллюлозы, силиката глыбы и дру
ыпучих материалов; 11 — задвижки реечные; 12 — вибросито для
1ИХ материалов; 13 — молотковая дробилка; 14 — аппараты для
орення сульфонола в воде; 15 — насосы; 16 — реакторы для
таврения алкилоламидов; 17 — электротельфер для отгрузки упа-
ных бумажных мешков; 18 — компрессоры воздушные; 19 —•
ерЫ; 20 — масловларрртдрдитрдн- ?1 м тппппитп шпгп пттл
разрезы цеха синтетических моющих средств мощностью 30 тыс. г в год:
духа; 22 — конвейер для мойки дробленого силиката натрия; 23 —
автоклав для растворения силиката i атрия; 24 — сборник для нефиль-
трованного раствора силиката натри т; 25 — фильтрпресс для раство-
ра силиката натрия; 2б — сборники для фильтрованного
силиката натрия и метасиликата иа'
каустической соды; 28 — коробка д
мывных вод; 30 — промежуточные __________
углекислой соды, триполифосфата г атрия.
и возвратного порошка; 31 — автохэтичсе_______ _____
териалов; 32 — сборники для растворов алкнлсульфатов, сульфонола,
алкилоламидов и метасиликата натрия. ~
композиции; 34 — мерннк для горячей воды; 35
компонентов; 36^— rojfprgHjfffaTOnw “
. .. раствора
рия; 27 — мерники для раствора
1я воды; 29 — коробка для про-
бункера для сульфата натрия,
--е— карбоксиметилцеллюлозы
этические дозаторы сыпучих ма-
'я; 33 — реакторы-смесители для
весы для жидких
< пп
а
насос; 41 — насосы паровые {Узкого давления; 42 — фильтры для
композиции; 43 — насосы высок Г давления; 44 — топка к сушильной
башне; 45 — центробежные вентиляторы; 46 — циклоны; 47 — скруб-
беры; 48 — охладитель порош/Л 49 — сушильная башня; 50 — бун-
кера для порошка и пербората ^атрия; 51— смесители; 52— бункер
для порошка; 53 — приемные; ^резервуары для жирных спиртов;
54 — питательный бак к вакуум-Лтцильному аппарату; 55 — приемные
резервуары для хлорсульфоновой рислоты; 56 ~ вакуум-сушильиый
аппарат; 57 — спиртоловушка; мерники для жирных спиртов и
хлорсульфоновой кислоты; 59 —- резервуары для растворов натровой
щелочи; 60 — сульфураторы; б* <- нейтрализаторы; 62 — сборники
цля алкнл^удьфатПЙ’г. fill — апгйбап ипл rinewwi»» "«
Рис. 96.
Планы и
ТЫС. Т в год:
а — план первого этажа; б — план площадок на уровне второго эта-
жа; в — план площадок на уровне третьего этажа.
I — лифт; 2 — лоток; 3 — ленточные транспортеры; 4 — машины
для растаривания мешков с сыпучими материалами; 5 — бурат;
6 — бункер под буратом; 7 — пакетировочный пресс для освобожден-
ных бумажных мешков; 8 — скребковые транспортеры; 9 — нории;
10 — бункера для кальцинированной соды, сульфата натрия, трипо-
лнфосфата натрия, карбоксиметилцеллюлозы, силиката глыбы и дру
гнх сыпучих материалов; 11 — задвижки реечные; 12 — вибросито для
сыпучих материалов; 13 — молотковая дробилка; 14 — аппараты для
растворения сульфонола в воде; 15 — насосы; 16 — реакторы для
расплавления алкилоламидов; 17 — электротельфер для отгрузки упа-
icneitiliiiv fiirirnillflf Ш Н *п
разрезы цеха синтетических моющих средств мощностью 30
духа; 22 — конвейер для мойки дробленого силиката натрия; 23 —
автоклав для растворения силиката Натрия; 24 — сборник для нефиль-
трованного раствора силиката натриi; 25 — фильтрпресс для раство-
л5 — сборники для фильтрованного раствора
рня; 27 — мерники для раствора
тя воды; 29 — коробка для про-
бункера для сульфата натрия,
атрия. карбоксиметилцеллюлозы
—-- этические дозаторы сыпучих ма-
— сборники для растворов алкилсульфатов, сульфонола,
...... .. J я; 33 — реакторы-смесителэд ДЛЯ
ра силиката натрия; 26
силиката натрия и метасиликата наг
каустической соды; 28 — коробка д-
мывных вод; 30 — промежуточные '{
углекислой соды, триполифосфата г;
и возвратного порошка; 31 — aBTOf
териалов; 32
алкилоламидов и метасиликата натр:
КОМППЗИИНИ* 84 , immirtif п--
насос; 41 — насосы паровые <ого давле
композиции; 43 — насосы высок. давления;
башне; 45— центробежные вентиляторы;
беры; 48 — охладитель поропП'А 49 — сушг
кера для порошка и пербората ватрия; 51 -
для порошка; 53 — приемны^^резервуары
54 — питательный бак к вакуум-^шильному
резервуары для хлорсульфоновой кислоты;
аппарат; 57 — спиртоловушка; — мерниш
хлорсульфоновой кислоты; 59 — резервуа.ры
П1РТЛПМ' flfl mini Ann«• rt unftrnnc-ri
продукции, а также отделение для расфасовки и упаковки гото-
вой продукции (компоновка этого отделения вынесена на от-
дельный рисунок).
Здание реакционного отделения не имеет глухих междуэтаж-
ных перекрытий; на различных уровнях смонтированы площадки
на металлических конструкциях для установки и обслуживания
оборудования. Это облегчает монтаж и демонтаж оборудования
в случае его износа или для замены более совершенным.
Приемка сыпучих грузов, поступающих навалом или в меш-
ках, осуществляется в отделении, примыкающем к линии желез-
ной дороги. Слева от него расположен бункерный склад сыпу-
чих материалов, справа — склад для хранения сырья, поступаю-
щего в мешках.
Сыпучие грузы, предназначенные для хранения в бункерах,
выгружают на ленточный транспортер, которым мешки подают-
ся в растаривающую машину 4\ машина вскрывает бумажные
мешки и высыпает содержимое их в бурат 5. Материал поступает
в бункер 6, находящийся под буратом, и далее при помощи си-
стемы норий 9 и скребковых транспортеров 8 передается в за-
пасные бункера 10 для хранения. Порожние мешки пакетируют
на прессе 7 и электротельфером 17 удаляют со склада для по-
следующей реализации.
Силикат-глыба, поступающий навалом, выгружается на лен-
точный транспортер, который передает ее на молотковую дро-
билку 13. Дробленый материал норией и скребковым транспор-
тером передается для хранения в один из запасных бункеров.
Сырье, поступающее и хранящееся на складе в мешках, на-
пример сульфонол или алкилоламиды, подвозят электрокарой на
поддонах к своим растаривающим устройствам 4. Сульфонол,
выгруженный из мешков, передается в, аппараты 14 для раст-
ворения его в воде. Готовый раствор перекачивается в сборни-
ки 32 отделения приготовления композиции. Алкилоламиды, вы-
груженные из мешков, передаются в аппараты 16, в которых они
расплавляются и перекачиваются в свои сборники 32. Алкил-
сульфаты поступают в сборники 32 отделения композиций непо-
средственно из отделения сульфатирования.
Предусмотренные рецептурой растворы силиката натрия го-
товят в отделении приготовления композиций.
Из запасного бункера дробленая силикатная глыба после
взвешивания поступает в моечный конвейер 22, на котором про-
мывается проточной водой, и затем поступает в автоклав 23, где
при нагревании растворяется в воде. Раствор сливается в при-
емный резервуар 24, откуда он подается на фильтрпресс 25.
Фильтрованный раствор стекает в один из приемников 26, из
которых он расходуется по мере потребности. Для получения
метасиликата натрия в приемники 26 из мерников может быть
добавлен раствор каустической соды.
126
Композицию моющих порошков готовят в аппаратах 33, уста-
новленных на промежуточной площадке на отметке 3,6 м. Сыпу-
чие материалы — кальцинированная сода, сульфат натрия, три-
полифосфат натрия, карбоксиметилцеллюлоза и другие — из
складских бункеров системой транспортеров 10 и 9 передаются
в промежуточные, расходные бункера, откуда при помощи авто-
матических дозаторов 31 они подаются в аппараты 33. Сюда же
в установленной последовательности из сборников 32 поступают
жидкие компоненты-, предварительно взвешенные на автомати-
ческих весах 35. Подготовленная композиция, пройдя гомогени-
заторы 36 и деаэраторы 37, поступает в промежуточные сборни-
ки 38, из которых паровыми насосами низкого давления 41 и
скальчатыми насосами высокого давления 43 композиция подает-
ся в распылительную сушильную башню 49, установленную вне
здания.
Горячие топочные газы готовят в топке 44 и системой цен-
тробежных вентиляторов 45 подают в башню. Батарея цикло-
нов 46 улавливает уносимый из башни отработанными газами
пылевидный порошок и возвращает его через бункер 52 в произ-
водственный процесс. Перед выбросом в атмосферу отработан-
ные газы промывают в скрубберах 47 циркулирующим раство-
ром композиции.
Готовый порошок поступает из башни в охладитель 48 и да-
лее норией подается в вибросито, пройдя которое, поступает
в бункер 50.
В центробежных -смесителях 51 к порошку добавляется от-
душка, оптический отбеливатель и также перборат натрия, если
он входит в рецептуру. Из промежуточного бункера порошок
нориями и ленточным транспортером передается в отделение
расфасовки и упаковки.
К отделению приготовления композиций примыкает отделе-
ние сульфатирования высших жирных спиртов. Условно до раз-
работки аппаратуры для непрерывного сульфатирования на
чертеже показано оборудование периодического действия. Жир-
ные спирты поступают по фрикциям в приемные резервуары 53.
Они высушиваются под вакуумом в аппарате 56 и перекачива-
ются в мерники 58. Хлорсульфоновая кислота принимается в
герметический резервуар 55, из которого перекачивается в свои
мерники. .
Сульфатирование осуществляется в реакторах 60, а нейтра-
лизация сульфоэфиров щелочью, поступающей из резервуа-
ров 59,— в аппаратах 61. Готовая паста алкилсульфатов сли-
вается в сборники 62, из которых перекачивается непосредствен-
но в отделение приготовления композиций.
Для охлаждения реакционной массы в процессе сулыфатиро-'
вания и нейтрализации в цехе имеется холодильная станция.
Три фреоновые холодильные машины 64 мощностью по 40 тыс.
427
428
нормальных килокалорий в час со всем вспомогательным обору-
дованием обеспечивают подачу рассола в рубашки сульфураго-
ров, нейтрализаторов и другой требующей интенсивного охлаж-
дения аппаратуры с температурой около +5° С.
На рис. 97 показана компоновка оборудования в отделении
расфасовки и упаковки синтетических моющих порошков. Отде-
ление размещают в двухсветном здании размерами в плане
78 X 24 м, примыкающем торцом к отделению производства по-
рошков, а одной из продольных стен к складам для картона и
готовой продукции.
В этом же отделении размещают оборудование для изготов-
ления картонных пакетов, в которые расфасовывают порошки.
Рулоны с картоном со склада при помощи электротельфера 1
подаются к печатно-высекательным автоматам 2. Полученные
заготовки погружают при помощи подъемного пневматического
столика 5 на подвесной люлечный конвейер 6, который передает
их к продольно склеивающим автоматам.
Вторым люлечным конвейером подготовленные пакеты пода-
ют к расфасовочным автоматам.
Гранулированные порошки ленточным транспортером 8, пода-
ются в промежуточные бункера, из которых они по мере надоб-
ности самотеком поступают в питательные воронки расфасовоч-
ных автоматов.
Пачки с порошком от автоматов переходят к укладочному
автомату; короба или пачки далее системой ленточных транспор-
теров передаются к обандероливающему автомату.
Поддоноукладывающая машина штабелирует па поддоне ко-
роба или пачки с упакованным порошком. Далее эти штабеля
электропогрузчиком отвозятся в склад готовой продукции.
Порошки, расфасовываемые в крафт-мешки, из запасного
бункера поступают самотеком в полуавтоматический весовой до-
затор, который заполняет мешки определенной порцией порошка.
Ленточными транспортерами заполненные мешки подаются к за-
шивочной машине. Готовые мешки транспортером направляются
к 'поддоноукладывающей машине, которая штабелирует их на
поддонах для дальнейшей отправки в склад готовой продукции.
В цехе предусмотрена комплексная механизация транспорт-
но-складских и производственных операций.
Следует отметить, что показанная на рис. 97 компоновка
оборудования и размещение отдельных производственных участ-
ков, складов для сырья, материалов и готовой продукции не яв-
ляется оптимальной и приведена лишь для иллюстрации взаим-
ного расположения и связи между ними.
В практике проектирования и строительства применяют и
другие решения, например размещение предприятий по произ-
водству синтетических моющих средств в многоэтажных зда-
шиях.
429
Наряду с вертикальным расположением оборудования, тре-
бующим многоэтажного здания, разрабатывается проект, в ос-
нову которого положена технологическая схема производства,
развитая по горизонтали.
Этот вариант дает возможность использовать одноэтажные
здания, что позволяет снизить стоимость и сократить сроки стро-
ительства.
В настоящее время механический транспорт (транспортер-
ные ленты, скребковые транспортеры, нории) для перемещения
сыпучих видов сырья и готовой продукции заменяют пневмати-
ческим или еще более эффективным аэрозольтранспортом.
При проектировании большое внимание уделяется улучше-
нию условий труда, снижению запыленности и загазованности,
помещений и воздушного бассейна в зоне предприятий.
ЧАСТЬ V
ПРОИЗВОДСТВО МАРГАРИНА,
КУЛИНАРНЫХ И КОНДИТЕРСКИХ ЖИРОВ
Во всех наиболее развитых странах маргарин занимает
большой удельный вес в ассортименте пищевых жиров. Это объ-
ясняется многими причинами: экономическими, техническими
и др. На производство растительных масел, из которых в основ-
ном вырабатывают маргарин, меньше затрачивается труда, чем
на производство пищевых животных жиров, и в частности сли-
вочного масла.
Кроме растительных масел, для получения маргарина при-
меняют такие жиры, которые в непереработанном виде не могут
быть использованы для пищевых целей, например, китовый жир.
Современная техника производства маргарина, рафинации
и гидрогенизации жиров позволяет получать продукт высокого
качества.
В ассортименте маргариновой продукции насчитывается более
двух десятков разновидностей. По технологии производства, при-
меняемому оборудованию и строению получаемых продуктов их
можно разделить на две основные группы:
собственно маргарины (столовый, сливочный, шоколадный
и др.), представляющие собой жиро-водные эмульсии с содер-
жанием 82—82,5% жиров;
жиры кулинарные и кондитерские (комбижир, гидрожир, мар-
гагуселин и др.), представляющие собой смесь безводных жиров
различного состава и назначения.
Большая часть жирового сырья и некоторые технологические
операции являются общими; поэтому обе группы маргариновой
продукции обычно вырабатывают на одних и тех же предприя-
тиях.
СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА МАРГАРИНА
Схема приемки и обработки молока. Для производства соб-
ственно маргарина применяют молоко. Схема приемки и обра-
ботки молока на маргариновых заводах изображена на рис. 98.
Молоко доставляют на маргариновые заводы с городских мо-
лочных заводов или с пунктов первичной приемки и обработки
молока в автоцистернах. Насосом 2 молоко из автоцистерны 1
431
перекачивается в приемный ох-
лаждаемый танк 3. Отсюда насо-
сом 4 молоко подается в пластин-
чатый регенеративный пастериза-
тор 5. Нагретое до 40—45° С в
первой по ходу секции (теплооб-
меннике) пастеризатора молоко
затем пропускают через центро-
бежный молокоочиститель 6.
Очищенное от механических при-
месей молоко снова возвращает-
ся в пастеризатор, где нагревает-
ся до 80—85° С. (Иногда молоко
стерилизуют). Пастеризованное
молоко поступает в танк 7 для
сквашивания молока или в запас-
ный танк 8. Техническую заквас-
ку подают из заквасочников 9.
Молоко, сквашенное до кислот-
ности 60—80° по Тернеру, посту-
пает в маргариновый цех.
Схема производства маргари-
на с весовым дозированием. Схе-
ма производства маргарина не-
прерывным комплексно-механизи-
рованным методом показана на
рис. 99. Рафинированные дезодо-
рированные растительные жиры,
натуральные и гидрогенизирован-
ные, гидрированный и дезодори-
рованный китовый жир, пищевые
сорта топленых животных жиров
принимают и хранят в вертикаль-
ных двустенных резервуарах 1.
Дозирование компонентов рецеп-
турной смеси осуществляется в
этой схеме по массе (весу) при
помощи Автоматических весов 2
с дистанционным управлением.
Рецептурные компоненты мар-
гарина — эмульгатор, фосфатиды,
краситель предварительно раст-
воряют в дезодорированном рас-
тительном масле. Эмульгатор за-
гружают в аппарат с мешалкой
3, в который из напорной короб-
432
2g Заказ 1236
ДезодорираВанное масло иЗ Дезодорированный
Рис. 99. Схема производства маргарина с весовым дозированием компонентов.
433
ки 4 подается рафинированное растительное масло. Через
фильтр 5 масляный раствор добавляется к жировой смеси, посту-
пающей на весы 2. Аналогичным образом в аппарате 6 готовят
масляный раствор фосфатидов, а в аппарате 7 раствор красите-
лей. Концентрат витамина А загружают в один из мерников с
жирорастворимыми компонентами.
В солерастворителе 8 готовят концентрированный раствор со-
ли. Насосом 9 он перекачивается в расходный мерник 10. В ап-
парате 11 готовят раствор сахарного сиропа, который при помо-
щи насоса 9 перекачивается во второй расходный мерник 10.
В аппарате с мешалкой 12 готовят суспензию порошка какао.
Водные растворы соли, сахара и чистая питьевая вода из
третьего мерника 10 подаются на вторые автоматические весы 2а
с дистанционным управлением; в эти же весы из квасильных тан-
ков поступает сквашенное молоко. *
После тщательного перемешивания молоко со всеми компо-,
нентами с весов 2а и жиры с весом 2 поступают в темперировоч-
ные котлы 13.
В темперировочных котлах образуется грубая эмульсия мар-
гарина и одновременно выравнивается ее температура. Насосом 9
она подается в уравнительный бачок 14, из которого поступает в
насос высокого давления 9а.
Насос нагнетает эмульсию под избыточным давлением д
30 ат в многосекционный вытеснительный переохладитель 15
(вотатор).
В этом аппарате при помощи быстровращающихся горизон-
тальных лопастей получают эмульсию высокой степени дисперс-
ности. При последовательном прохождении через секции переох-
ладителя эмульсия охлаждается до 15—18° С.
Охлажденный продукт, сохраняющий подвижность, подходит
к клапану 16, который распределяет его на несколько потоков.
Маргарин, предназначенный для расфасовки в мелкие пачки,
через кристаллизаторы 17, обогреваемые теплой водой, направ-
ляется непосредственно в расфасовочные автоматы 18. В кристал-
лизаторе маргарин приобретает консистенцию, оптимальную для
работы быстроходных расфасовочных автоматов.
Маргарин, расфасованный на автомате 18 в мелкие пачки,
завернутые в пергамент или каптированную фольгу, передается к
автомату 19. Этот автомат штабелирует их и укладывает в кар-
тонные короба. Из автомата 19 короба поступают далее в авто-
мат, который заделывает короба, оклеивает их гуммированной
бумажной полосой и маркирует.
От распределительного клапана 16 отходит также обогревае-
мый рукав, по которому маргарин отводится для упаковки в
крупную тару — деревянные бочки и ящики, установленные на
автоматических весах 20.
434
в начале пуска линии оборудования или при кратковремен-
ных остановках фасовочных автоматов маргарин отводят по обо-
греваемому трубопроводу в мешалку 21, здесь он растапливается
и насосом 9 возвращается в темперировочные котлы 13. Это обес-
печивает более или менее постоянный режим работы установки.
Схема производства маргарина с объемным дозированием
приведена на рис. 100. Она отличается от описанной тем, что до-
зирование всех рецептурных компонентов осуществляется не по
массе (весу), а по объему. Для этого в схеме предусмотрена
установка многоплунжерных дозирующих насосов с меняющейся
по заданию производительностью каждого из плунжеров.
Дозирующие насосы 2 с шестью или восемью плунжерами за-
бирают из запасных резервуаров 1 различные жиры и подают их
в заданном соотношении в две попеременно работающие мешал-
ки 3, в которых жиры тщательно перемешивают.
Для соблюдения необходимой точности дозирования темпера-
тура жиров в резервуарах 1 поддерживается автоматически на
заданном уровне. Подготовленную в мешалках 3 смесь жиров
можно периодически контролировать по температуре плавления,
твердости и другим показателям, установленным для готовой
продукции.
Для более точного дозирования компонентов маргарина в схе-
ме предусмотрена предварительная подготовка смеси их в спе-
циальных мешалках. В мешалке 8 готовят смесь жирораствори-
мых компонентов маргарина (эмульгатор, краситель, фосфати-
ды, масляный концентрат витаминов); в другой мешалке 9 го-
товят смесь водорастворимых компонентов — соль, сахар и др.
Порошок какао или кофе, вводимый в шоколадный или кофей-
ный маргарин, добавляют обычно в молоко.
Сливочное масло, вводимое в состав сливочного маргарина,
предварительно измельченное на машине 4, нагревают в аппара-
те 5, до приобретения им необходимой подвижности.
Подготовленные, как описано выше, составные части марга-
рина многоплунжерным дозирующим насосом 9 подаются в рабо-
тающие попеременно темперировочные котлы 17. Этот главный
в схеме дозирующий насос забирает из мешалки 3 жировую
смесь, из мешалок 8 и 9 — смеси ингредиентов, из котла 5 — рас-
плавленное сливочное масло (при выпуске сливочного маргари-
на), из квасильного танка 7 — сквашенное молоко.
Принятый в схеме метод объемного дозирования составных
частей маргариновой продукции обеспечивает достаточное для
практических целей постоянство состава готовой продукции при
уРловии соблюдения температуры всех компонентов, на которые
отрегулированы дозирующие насосы.
Дальнейшая обработка маргариновой эмульсии производится
так же, как и в схеме с дозированием компонентов по массе
(весу). Обе схемы производства маргарина обеспечивают
28* 435
Дрзнйоммбоиюе моспо
436
высокие технико-экономические показатели. При этом значи-
тельно сокращается производственная площадь по сравнению со
схемой «холодильный барабан — вакуум-комплектор», умень-
шаются затраты рабочей силы, особенно при выпуске фасован-
ного маргарина. Внедрение этой схемы представляет большой
интерес как для строящихся, так и для действующих заводов.
В мировой технике известно много разновидностей схем и кон-
струкций аппаратов для производства маргарина методом пере-
охлаждения. Однако эти разновидности не меняют принципиаль-
ной схемы и не могут существенно повлиять на состав проекта и
его технико-экономические показатели.
Схема производства маргарина по методу Н. И. Козина
и В. И. Варибруса. Н. И. Козин и В. И. Варибрус разработали
новую схему производства маргарина, которая позволяет полу-
чать продукт с иной структурой эмульсии, чем при выработке
маргарина по обычным схемам.
В <о время как маргарин, получаемый по обычным схемам
производства, имеет структуру эмульсии преимущественно типа
«вода в жире», структура маргарина, получаемого по методу
И. Н. Козина и В. И. Варибруса, как и сливочное масло, образу-
ет эмульсию с двумя непрерывными фазами с преимущественным
преобладанием фазы «жир в воде». Благодаря этому органо-
лептические свойства нового маргарина более высокие.
Производство маргарина по новой схеме состоит из ряда
этапов: приготовление водно-молочной плазмы; приготовление
искусственных сливок; приготовление эмульсии маргарина;
охлаждение, расфасовка и упаковка маргарина.
Один из вариантов схемы производства маргарина по методу
Н. И. Козина и В. И. Варибруса изображен на рис. 101.
Сухое молоко, выполняющее в данном методе функции эмуль-
гатора, выгружают из фанерных бочек при помощи опрокидыва-
теля 1 в аппарат 2 для растворения. Аппарат снабжен рубашкой
для обогрева и механической мешалкой.
Растворенное сухое молоко насосом 3 перекачивается в ап-
параты 4, в которых готовят искусственную молочную плазму.
Для этого в аппарат добавляют динатрийфосфат и лимоннокис-
лый натрий, создающие оптимальные условия (в том числе pH)
для более полного перевода в растворимое состояние белков
молока.
- Насыщенный раствор соли, сахарный сироп и обычное моло-
ко также подают в аппарат 4. При температуре 75—77° С и при
перемешивании в этом аппарате готовят молочную плазму, кото-
рая затем через фильтр 5 насосом 6 подается в пастеризатор 7.
Пастеризованная молочная плазма поступает в ванны 8 для
охлаждения и хранения. Отсюда насосом 9 подготовленная плаз-
437
ЫОШМ эон
★нмцоноитоъ
ма передается через коробку на весах 10 в аппарат 11. Жировая
смесь через свою коробку на весах 12 также поступает в аппа-
рат И, в котором готовят сливки жирностью 60—65%- В аппа-
ратах 11 периодического действия готовят сначала грубую жиро-
водную эмульсию, которую затем насосом 13 через уравнитель-
ный бачок 14 подают в гомогенизаторы 15 для более тонкого
диспергирования жировой фазы. После прохождения через гомо-
генизатор, по данным авторов, в эмульсии содержится 34—38,5%
жировых шариков диаметром до 2 мкм, 39—40,1 % диаметром
3—4 мкм и только 0,6—2,3% диаметром 6—10 мкм.
Полученные сливки передаются гомогенизатором в аппарат-
нормализатор 16, где к ним добавляется жировая смесь в таком
количестве, чтобы содержание жиров в эмульсии довести до 82%.
Сюда '/.:е из заквасочника 17 через мерник 18 добавляется мо-
лочнокислая закваска. Водно-жировая эмульсия, нормализо-
ванная до 82%-ного содержания жиров, направляется на охлаж-
дение, обработку и упаковку в линию аппаратов, приведенных
на рис. 99, в которых она обрабатывается и упаковывается как и
маргарин, приготовляемый по другим схемам.
СХЕМА ПРОИЗВОДСТВА КУЛИНАРНЫХ И КОНДИТЕРСКИХ ЖИРОВ
Схема производства кулинарных и кондитерских жиров
(рис. 102) значительно проще схемы получения маргарина. Ра-
финированные и дезодорированные растительные масла и гидри-
рованные жиры принимают из рафинационного цеха и хранят в
вертикальных двухстенных резервуарах 1. Животные топленые
пищевые жиры (свиное и говяжье сало), поступающие на заводы
в деревянных бочках, предварительно растапливают в салотопке.
Из приемных коробок 2 насосом 3 их перекачивают в резер-
вуары 1.
Масляную вытяжку из сушеного лука, применяемую в произ-
водстве маргагуселина, готовят в рафинационном цехе, откуда
перекачивают в один из специально выделенных для этой цели
резервуаров 1.
Дозирование компонентов при производстве кулинарных и
кондитерских жиров осуществляют весовым способом или при
помощи многокомпонентного дозирующего насоса 4. Жиры в
заданном соотношении подают в один из двух попеременно рабо-
тающих темперировочных котлов 5, в которых они тщательно пе-
ремешиваются.
Полученная смесь жиров насосом 6 передается для охлаж-
дения в аппарат непрерывного действия 7, в рубашке которого
циркулирует испаряющийся аммиак.
Переохлажденные жиры в подвижном состоянии заливают в
выложенные пергаментом картонные короба, установленные на
автоматических весах 8. В момент заполнения короба до опре-
439
438
пиаив]
вит
зщуоипз
мдошпх
оиоз
эяжвдв]
кпданПи’'
шт %
зашшаштш^
440
деленного стандартного веса кран автоматически переключает
подачу жиров йа другой короб, установленный на вторых весах.
Короба, заполненные жиром, передаются в автомат 9 для марки-
ровки и обандероливания.
В необходимых случаях жиры кулинарные и кондитерские
заливают в чистые деревянные ящики или бочки, установленные
на весах 10.
На Ленинградском масложировом комбинате разработана и
осуществлена оригинальная схема автоматического заполнения
бочек кулинарными жирами. По цепному транспортеру, проходя-
щему на уровне пола, подготовленные бочки подают к сливному
крану охлаждающих аппаратов. По пути бочки поступают на
ленточные весы, которые автоматически взвешивают бочки и
указывают на них вес тары.
Все сливные краны охлаждающих аппаратов соединены об-
щим коллектором, поэтому одновременно заполняется только
одна бочка. Когда бочка заполнилась и масса (вес) ее достигла
заранее установленной величины, кран автоматически закрывает-
ся, одновременно включается транспортер, который передвигает
заполненную бочку на следующее рабочее место для заделки
днища, а на ее место ставит новую бочку под наполнение.
Если кулинарные жиры, например маргагуселин, предназна-
чаются к выпуску в мелкой расфасовке, то подобно маргарину
из переохла,дителя продукт через распределительный клапан 11
и кристаллизатор 12 поступает в линию машин 13 и 14, в кото-
рых его расфасовывают в пачки, завертывают в пергамент и
укладывают в-картонные короба. Бандероль и марку на короба
наносят в автомате 9, из которого они поступают в склад гото-
вой продукции.
Избыток продукта от распределительного клапана поступает
в мешалку 15, откуда насосом 16 выкачивается в темперировоч-
ные котлы 5.
Некоторые конструкции переохладителей для кулинарных
жиров снабжены устройством для вработки в застывающие жиры
инертного газа, например азота, вследствие чего жиры приобре-
тают специфическую рыхлую консистенцию и очень белый цвет.
Такая консистенция необходима при выработке кондитерских из-
делий, в которые жиры вводят в нерасплавленном виде. Расши-
ряющийся во время выпечки газ делает тесто пышным и порис-
тым, что улучшает его внешний вид.
ПРОДУКТОВЫЙ БАЛАНС
Расчеты расхода сырья, материалов и оборудования приведе-
ны далее на примере цеха мощностью Мс = 100 т маргарино-
441
вой продукции в сутки при двухсменной работе. Годовая выра-
ботка продукции при 282 рабочих днях в году составит
7Wrst:28 тыс. т.
Для каждой группы маргарина, кулинарных и кондитерских
жиров при расчете оборудования принимается по три типичных
вида продукции. При этом имеется в виду, что на установленном
для них оборудовании можно вырабатывать широкий ассорти-
мент маргариновой продукции.
Расчетный ассортимент продукции приведен в табл. 101.
Таблица 101
Продукция Количество, т
к Ф о m и в том числе всего в год в том числе
дв мелкой расфасовке в крупной таре 1 в мелкой Расфа- совке в крупной таре
Маргарин В том числе 60 45 15 16800 12600 4200
СЛИВОЧНЫЙ 10 10 — 2800 2800 —
столовый молочный 45 30 15 12600 8400 4200
шоколадный ' ......... 5 5 — 1400 1400 —
Кулинарные и кондитерские жиры . В том числе 40 15 25 11200 4200 7000
комбижир свиной 30 10 20 8400 2800 5600
гйдрожир кулинарный 5 — 5 1400 — 1400
маргагуселин 5 5 — 1400 1400 —
Всего маргариновой продукции . . 100 60 40 28000 16800 11200
Из общего количества маргариновой продукции в мелкой рас-
фасовке выпускают 60% и в крупной таре для общественного
питания и промышленной переработки — 40%. В том числе соб-
ственно маргарин в мелкой расфасовке составляет около 75%,
а кулинарные жиры — 40%.
Для расчета расхода сырья и материалов принимаются сле-
дующие рекомендованные ВНИИЖем рецептуры (табл. 102
и 103).
Как видно из приведенных в табл. 102 данных, основным жи-
ровым сырьем для производства маргариновой продукции явля-
ются растительные масла в натуральном и гидрогенизированном
виде. В общем количестве расходуемых жиров они составляют
около 70%- Остальные жиры являются в основном компонента-
ми, добавляемыми в рецептуру для придания продукту опреде-
ленных свойств. Кокосовое масло добавляют в маргарин для
улучшения его консистенции и легкоплавкости. Для этих же
442
Т а б л и ц а 102 Расчетные рецептуры маргарина , шоколадный средняя расчетная норма BHHjBjdBw Лээа я % _ о о О LO О О Ю rf 1_Q eg csT co' co II o' o' 1 co'
1Ч90НЭ0 иоаоЦиж Лээа я % о о oo о- г- oo O -J O> M N 1 1 o' 1 1 1 О L0 -M -M -M
1ц1гу< 630 340 125 80 80 5 4,9 165
ООО Ю Ю rf rf о z—s co О ’—•< co —• § Illi 1 1 ю 1 1 1 О О О О СО ю со о о ю rf СЧ СЧ —• —-
сливочный 1 средняя расчетная норма BHHdBJdBw Лэ эя я % иО ю 00 О О О СЧ О СЧ т- СЧ СЧ О — О Г- 00 00 О 00 о о о" СО 00 ю —- —,
5Ч90НЭ0 йоаоИиж Лээа я % О СЧ L.Q СО о о ю о —Г оо о o' 1 оГ о 1 1 1 о о —< —<
ги‘гУ1 1 818 500 70 80 82 100 82 4 2,5 2,5 130
О о о ю о со ото со ООО’—' сч СЧ СО СЧ —< 3 Illi 1 Г 1 1 1 О О О О О СЧ L-O СО LO о Ю О оо ООО - со
столовый 1 средняя расчетная но^ма BHHdBJdBW Лээа я % Ь- СЧ О О О LO СО со ю —- СО о оо о 1 1 о о о 00 L-O —- —< —<
1490НЭО цоаоаиж ЛЭЭЗ Я % СЧ СЧ 00 сч о о io сч о сч 1 1 о 1 1 1 —• о — —•
ш/гз/ Г- СЧ О О О 1 I LO СО со LO -м СО О 00 О II 00 Ю —< —< —<
кг/т О о 1О о сч ь, о О —- со Illi 1 1 ю 1 n 1 00 О О О О LO О ь- о ш о * СО СЧ —• —- —' —'
Сырье и материалы Всего жиров В том числе саломас из растительных масел саломас из китового жира кокосовое масло растительное масло .... Сливочное масло в натуре . в пересчете па жир .... Молочный жир Эмульгатор Краситель Молоко
443
444
Продолжение табл. 102
Сырье и материалы Расчетные рецептуры маргарина
столовый СЛИВОЧНЫЙ шоколадный
кг/т средняя расчетная норма' кг/т средняя расчетная норма кг /т средняя расчетная норма
ш/гх ; % к весу . жировой основы % к весу маргарина кг/т % к весу жировой ОСНОВЫ % к весу маргарина 'ey be % к весу жировой ОСНОВЫ % к весу маргарина
В том числе сухой остаток (за вычетом жира) 11,9-11,6 11,5 1,2 10,7—10,5 10,5 1,05 11,6—13 13 1,3
Сахар 5 5 0,5 5 5 — 0,5 175 175 — 17,5
Соль 3—7 5 — 0,5 3-6 4 — 0,4 — — — —
Порошок какао — — — — — — — — 25 25 — 2,5
Концентрат витамина А (тыс. и. е.) 50—0 50 — — 50—0 50 — — 0—50 50 — —
Ванилин — — — — — — — 0,1 0,1 — 0,01
Вода (для растворения сахара и соли) 25—30 27 — 2,7 22—27 24,0 — 2,4 20—5 5 — 0,5
Всего 1000,0 1000,0 — 100,0 1000,0 1000,0 — 100,0 1000,0 1000,0 100,0
В готовом продукте содержится жира — 823 — 82,3 — 823 — 82,3 —• 634,9 — 63,5
Сырье н материалы Расчетные рецептуры кулинарных и кондитерских жиров
комбижир свиной гидрожир маргагуселин
расход, кг/т средняя рас- четная норма расход, кг/т средняя рас- четная норма расход, кг/т средняя рас- четная норма
кг/т % кг/т % кг/т %
Всего жиров 997 997 99,7 997 997 99,7 997 997 99,7
В том числе
саломас из растительных масел 600—200 350 35,0 750—1000 897 89,7 350—700 500 50,0
саломас из китового жира 0—200 100 10,0 250-0 95 9,5 250—0 100 10,0
свиное сало топленое . 200—400 350 35,0 — — — 200—400 200 20,0
масло растительное 200—180 192 19,2 — — — 200—100 192 19,2
Сухой лук — — — — — — 3 3 0,3
Фосфатидный концентрат 0—5 5 0,5 0—5 5 0,5 0—5 5 0,5
В готовом продукте содержится жира не менее . . — 997 99,7 — 997 99,7 — 997 99,7.
Влаги не более — 3 0,3 — 3 0,3 — 3 од
$ Примечание. Фосфатидный концентрат входит в норму жиров.
Расчет расхода сырья и основных материалов цеха по производству маргариновой продукции
мощностью 100 т в сутки
Маргагу- селин ш ‘ш с вн со со ЧЧ | °: | | ° | 1 U Ч 1 1 | II М4 СЧ О О -М о >11
<?з/ ‘ш j вн о О . СЧ 1.0, . . . ю , , g S2 1 2 1 lg 1 III II 1 M
Ги дрож ир ш ‘ш 2 ен О О 00 СЧ z:- ^-ii 1111 111° 11 । ii
аз/ ‘и: { вн &; fcS 1 I Illi 1 1 R и | । Г ОО 00 ‘
Комбижир свиной ш ‘U2 Of* ВН —> О СО О ю Оз lO 02 । С"' । । lO । lit * Il 1 г U- 1 1 о 1 1 i 1 о- 1 1 1 II сч —• —<
аз/ ‘ш I вн & So 1 §5 113 1 1 1 1ю 1 1 1 II О> СО —' —н со
Маргарин шоколадный Ш ‘Ш С ЕН ю Ю СО СЧ СЧ СЧ 00 Ю —• С-СО-^М" | | | 00 О О | | 00 | СЧ || СО — о" о" о" о" о" о о" о" 1
гз/ ‘ui j вн о оюоо ю ю ю 3 S2 00 00 1 № 2 | | 2 | ° || L.Q ’Ф О
Маргарин . сливочный ш ‘ш 01 вн ю ю 00 сч сч •т СЧСЧ ЕЗ-Т <—> О Ь- 00 00 00 О | СО 000 | ОО LO |1 00 L.O о o' о о” —Г —< ООО о o' o'
аз/ ‘ш j вн 818 500 70 80 82 82 100 130 4 2,5 2,5 5 4 0,05
Маргарин столовый ш ‘ш gt’ вн СО со СО СЧ СО СО СЧ О LO о LO . . . ю СЧ —•« | СЧ СЧ СО |< СО СО СО 1 1 । со ООО^ОО сч~ ' • СО СЧ
аз/ ‘щ j вн ь- СЧ О О О Ю Ю СО СО Ю Ю ю 5 S2°°2 1 I 131 1 °. ||
S 01 S к 01 л л 35 О Всего жиров В том числе саломас из растительных жи- ров саломас из китового жира . . кокосовое масло . растительное масло Сливочное масло в пересчете на жир ! в натуре Свиное сало Молоко В том числе V. молочный жйр Эмульгатор Краситель Фосфатидный концентрат Сахар Соль Концентрат витамина А (млн. и. е.) Возвратные отходы (технический жйр) ... Безвозвратные потери
446
целей в состав некоторых кулинарных жиров добавляют свиное
топленое сало. Кокосовое масло, как и саломас из китового жи-
ра, иногда заменяют растительным саломасом.
Расчет расхода сырья и основных материалов цеха по произ-
водству маргариновой продукции мощностью 100 т в сутки при-
веден в табл. 104.
Продуктовый баланс производства маргарина по методу
Н. И. Козина и В. И. Варибруса приведен для цеха мощностью
35 т расфасованного столового маргарина в сутки при работе
в две смены. Расход сырья и материалов рассчитывают по сле-
дующим стадиям производства: приготовление плазмы, приго-
товление 60%-них сливок, нормализация сливок.
Приготовление плазмы. Водно-молочную плазму го-
товят из расчета 180 кг/т маргарина. Количество плазмы и рас-
ход компонентов приведены в табл. 105.
Таблица 105
Компоненты Количе- ство , % Расход, кг;т
плазмы маргарина
Сухое обезжиренное молоко 5,0 50 9,0
Динатрийфосфат 0,39 3,9 0,7
Лимоннокислый натрий 0,05 0,5 0,1
Поваренная соль 2,22 22,2 4,0
Сахар 2,22 22,2 4,0
Краситель 0,3 3,0 0,5
Молоко цельное натуральное 47,22 472,2 85,0
Вода 42,6 426,0 76,7
Всего 100,0 1000,0 180,0
Приготовление 60%-ных сливок. Сливки готовят
из расчета 450 кг/т маргарина. Расход компонентов на приготов-
ление 60%-ных сливок показан в табл. 106.
Таблица 106
Компоненты Количе- ство, % Расход
кг]т сливок кг]т маргарина кг!сутки
Водно-молочная плазма 40 400 180 6300
Жировая смесь 60 600 270 9450
Всего 100 1000 450 15750
447
Нормализация сливок. Нормализация сливок заклю-
чается в добавлении к ним жиров (жировой смеси) для доведе-
ния жирности сливок до «=82%.
Для получения сливок заданной концентрации расход жиров
на каждые gi = 1000 кг сливок с начальным содержанием жиров
«1 = 60% составит
g = gi
-—= 1000——— = 1220 кг.
100—а 100 — 82
Удельный расход жиров на 1 т маргарина
600+ 1220 соп
рд, =-------------------—----= 820 кг,
&ул 1000+ 1220
где — 600 количество жиров (в кг), содержащихся в 1 т сливок.
Суточный расход жиров
<+ут = 820 -35 = 28 700 кг.
Суммарный расход сырья и материалов на производство 35 т
маргарина в сутки по методу Н. И. Козина и В. И. Варйбруса
приведен в табл. 107.
Таблица 107
Компоненты Расход
кг/т кг^сутки
Жиры...........................
Молоко цельное натуральное . . . .
Молоко сухое обезжиренное......
Сахар .........................
Соль поваренная ...............
Динатрийфосфат.................
Лимоннокислый натрий ..........
Краситель .....................
820
85
9
4
4
0,7
0,1
0,5
28700
2975
315
140
140
24,5
3,5
18
Всего........ 923,3 32316
Жировой набор для маргарина, вырабатываемого по методу
Н. И. Козина и В. И. Варйбруса, не отличается от принятого для
обычной схемы производства.
РАСЧЕТ ОБОРУДОВАНИЯ (по схемам рис. 98 и 99)
Оборудование для приемки и обработки молока
Приемные танки для молока представляют собой вертикаль-
ные или горизонтальные алюминиевые резервуары (рис. 103).
Вертикальный танк имеет сферическую крышку и вогнутое дно;
448
у горизонтального танка оба днища выпуклые. Для перемешива-
ния молока в процессе охлаждения в танках устанавливают про-
пеллерные мешалки. Наружная поверхность танков покрыта
изоляцией.
Количество потребных танков находят из следующих расче-
тов: суточный расход молока составляет 8,7 т (см. табл. 104). Для
приема молока, поступающего в автоцистернах, устанавливают
два танка емкостью по 5 тыс. л, что позволяет раздельно прини-
мать и хранить молоко различного качества.
Рис. 103. Танки для хранения молока:
а — вертикальный на 5000 л\ б — горизонтальный на 10 000 л;
1 — кожух; 2 — изоляция; 3 — корпус; 4 — смотровое окно; 5 — люк;
6 — мешалка; 7 — электродвигатель; S — пеногаситель.
Кроме того, в молочном цехе необходимо установить танки
для приема и временного хранения пастеризованного молока
перед передачей его на сквашивание.
Отделение подготовки и обработки молока работает в течение
одной смены, а отделение производства маргарина в две смены.
Как показывает график работы «насильных танков (см.
рис. 107), заполнение их пастеризованным молоком заканчивает-
ся в -конце второй смены. С учетом этого графика танки для при-
ема и хранения пастеризованного молока рассчитывают на одно-
сменный запас молока, что составляет 4,3 т. Вертикальный танк
емкостью 5000 л удовлетворяет этим требованиям.
Техническая характеристика алюминиевых танков приведена
в табл. 108.
Пластинчатый пастеризатор (рис. 104) предназначен для
тепловой обработки молока. Он состоит из четырех последова-
тельно работающих секций. Первая секция является теплооб-
менником. В этой секции поступающее молоко подогревается до
40—45° С за счет физического тепла пастеризованного молока;
вторая секция является собственно пастеризационной. Пастери-
29 Заказ 1236 44g
Таблица 108
Рис. 104. Пластинчатый регенеративный пастери-
затор:
/ — станина; 2 — стержень; 3 — стойка; 4 — нажимная
плита; 5 — поддерживающая стойка; 6 — опора; 7 —
секция регенерации /; 8 — секция регенерации //; 9 —
секция пастеризации; 10 — секция водяного охлажде-
ния; 11 — секция рассольного охлаждения; 12 — пере-
пускная труба.
зация осуществляется горячей водой; в третьей секции молоко
предварительно охлаждается водопроводной водой; в последней
450
четвертой секции молоко охлаждается до 2—4° С при помощи
циркулирующего охлажденного рассола
Пластинчатый пастеризатор собирают
ванных гофрированных пластин, которые
изготовляют из высоколегированной не-
ржавеющей стали устойчивой к слабым
растворам сильных кислот. Это позволя-
ет мыть пастеризационную установку сла-
быми растворами азотной кислоты без
разборки ее.
Принимается к установке пластинча-
тый пастеризатор производительностью
3000 л/ч, который при работе в течение
3,1 ч обеспечивает переработку суточной
нормы молока.
Сепаратор-молокоочиститель (рис.
105) предназначен для очистки молока от
механических примесей за счет центро-
бежной силы, развивающейся в барабане,
температурой —10° С.
из отдельных штаммо-
посаженном на вертикальный вал. Число
оборотов барабана — 6500 в минуту.
В барабане имеется девять тарелок.
Привод осуществляется от индивидуаль-
ного электродвигателя через редуктор.
Производительность молокоочистите-
ля соответствует производительности пас-
теризатора и принимается равной
3000 л/ч.
Танк для сквашивания молока
(рис. 106) представляет собой верти-
кальный сосуд с герметической крышкой,
снабженной механической тихоходной ме-
Рис. 105. Сепаратор-мо
локоочиститель:
/ — корпус; 2 — крышка;
3 — редуктор; 4 — прием»
• о-отводящее устройство;.
5 — электродвигатель.
шалкой специальной конструкции, дела-
ющей 10—20 об/мин. Молоко охлаждает-
ся водой температурой 1—2° С через ру-
башку. Танки этого типа изготовляют на
рабочую емкость 2000, 6000 и 10 000 л.
Для маргаринового цеха наиболее удобными являются танки
емкостью 2000 л. Режим работы квасильных танков для молока
приведен ниже.
Операции
Продолжи-
тельность, ч
Заполнение ........................
Сквашивание........................
Опорожнение (по режиму работы марга-
ринового цеха) ....................
Мойка..............................
0,5
12,0
2,5—3
0,5
Всего............15,5—16
29*
451
Как показывает график работы квасильных танков (рис. 107),
при двухсменной работе маргаринового цеха каждый танк дела-
ет один оборот в сутки.
Рис. 106. Танк для сквашивания молока:
1 — корпус; 2 — рубашка; 3 — изоляция; 4 — электродвига-
тель; 5 — редуктор; 6 — мешалка; 7 — люк; 8 — штуцер для
подачи н выпуска молока; 9 — пробный кран; 10 — штуцер
.для входа охлаждающей воды; 11 — штуцер для выхода охла-
ждающей воды; 12 — стойки; 13 — воздушный кран; 14 ~ тер-
мометр.
Количество потребных танков рабочей емкостью 2000 л со-
ставляет
8,7 _ ' л‘ 7
п = ----- 5 танков,
Ь2 С : '/
452
где 8,7 — суточный расход молока, т;
1 — плотность молока, трН.
При этом может оказаться более выгодным вместо танка для
хранения пастеризованного молока емкостью 5000 л поставить в
Часы суток I
Опер а и, и и -1---1---' 1 1 ' '—'-----1----1--1------1--1-- —|
?4 1 2. 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 1й 15 15 17 18 19 20 21 22 23 2 0
Танк /
заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
мойка
Танк 2
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
мойка
Танк 3
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
мойка
Танк 3
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
Мойка
Танк 5
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
мойка
Танк 6
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
мойка
Танк 7
Заполнение
Сквашивание
Выдержка
Опорожнение
Мойка
Рис. 107. График работы квасильных танков.
цехе дополнительно два танка для сквашивания молока емко-
стью по 2000 л. В этом случае в цехе необходимо будет устано-
вить семь таких танков. Некоторое увеличение массы (веса) обо-
рудования компенсируется большей маневренностью цеха.
Техническая характеристика танка для сквашивания молока
Емкость, л
рабочая................................................ 2000
полная..................................................2150
Диаметр, м...................................................1,2
Высота (полная), м...........................................2,4
.Масса (вес), кг............................................1045
Мощность электродвигателя, кет................................ 1
453
При внедрении непрерывного метода сквашивания молока,
разработанного Д. А. Яковлевым на Ленинградском масложиро-
вом комбинате, необходимость в установке оборудования для
сквашивания молока периодическим методом в молочно-ква-
•сильных ваннах или танках будет исключена.
Приемник для сквашенного молока предназначен для приема
из танков и подогрева сквашенного молока перед подачей его на
эмульгирование. При выпуске шоколадного, кофейного и дру-
гих видов маргарина с содержанием большого количества саха-
ра, в этом приемнике готовят концентрированный раствор саха-
ра в молоке. Приемник имеет паро-водяную рубашку и механи-
ческую мешалку. Емкость приемника рассчитывают на двух-
часовую производительность линии для производства столового
маргарина.
Полная емкость приемника
14^2,5-2 =9Q0
0,8
где 145 — расход молока на 1 т маргарина, кг;
2,5 — часовая производительность линии, т;
0,8 — коэффициент заполнения приемника.
Всего устанавливают два попеременно работающих прием-
ника, имеющих следующую характеристику: диаметр внутренний
1,0 м, высота цилиндра 1,3 м, полный объем 1 ж3, масса (вес) --
600 кг.
При выработке шоколадного маргарина, когда в приемники
вводят сахар, каждый из них обеспечивает запас емкости для
работы цеха в течение:
1200-0,8 , ,
т=-------------- =1,1 1,
(175+ 165)-2,5
где 175 — расход сахара, кг/т,
165—расход молока, кг/т;
1200 — плотность раствора сахара, кг)м\
Оборудование для подготовки ингредиентов
Аппарат для эмульгатора представляет собой стальной аппа-
рат с мешалкой и паро-водяной рубашкой (рис. 108). Он пред-
назначен для растворения эмульгатора в растительном масле в
соотношении 1 :4.
При суточном расходе эмульгатора gaM = 190 кг, количество
масляного раствора будет G3M = 5-190 = 950 кг в сутки. Обычно
принимают, что заготовительное отделение работает в одну
смену.
Для растворения эмульгатора устанавливают аппарат рабо-
чей емкостью 600 л, полной емкостью 0,7& ж3. Приготовленный
в аппарате раствор эмульгатора в количестве, составляющем
454
Рис. 108. Аппарат для растворения эмуль-
гатора марки ВДП-600:
I — корпус внутренний; 2 — рубашка; 3 — об-
шивка; 4 — электродвигатель; 5 — редуктор; 6 —•
мешалка; 7 — крышка; 8 — ножки; 9 — сливной
кран.
половину суточного расхода, перекачивают в аппарат для при-
готовления смеси ингредиентов. Затем в этом же аппарате рас-
творяют вторую половину суточного расхода эмульгатора.
Аппарат для раство-
рения фосфатидов. Пред-
назначен для растворе-
ния фосфатидов в рас-
тительном масле в соот-
ношении 1 : 3. При суточ-
ном расходе 190 кг фос-
фатидов количество мас-
ляного раствора составит
6ф = 4-190 = 760 кг. Кон-
струкция аппарата такая
же, как и для растворе-
ния эмульгатора. Раствор
фосфатидов приготовляют
в два приема.
Аппарат для подго-
товки красителя. Пред-
назначен для смешивания
различных партий краси-
телей с добавлением в
случае необходимости де-
зодорированного расти-
тельного масла.
Суточный расход кра-
сителя, по данным
табл. 104, составляет
GK = 155 кг. Принимает-
ся к установке стальной
аппарат с мешалкой, без
рубашки, полной ем-
костью 300 л.
Солерастворитель. В
аппарате приготовляют
раствор соли концентра-
цией ~25%. Аппарат имеет стальной цилиндрический эмалиро-
ванный корпус со сферическим днищем, над которым уложена
решетка. В аппарат помещают мешок из плотной фильтроваль-
ной ткани, прилегающий к его стенкам и опирающийся на ре-
шетку.
В мешок засыпают пищевую соль слоем не менее 900 мм и
из напорного бачка через души подают питьевую воду. Обра-
зующийся раствор стекает вниз, фильтруется через слой соли
- и полотно. По достижении заданной концентрации раствор вы-
водится из аппарата через боковой штуцер. Для повышения
455
концентрации соляной раствор возвращают при помощи насоса
на рециркуляцию.
При суточном расходе соли 260 кг количество образующегося
соляного рассола составляет
г 260-100
Осг> =-----= 1040 кг.
Р 25
Принимается к установке солерастворитель диаметром 1,0 м,
высотой цилиндра 1,2 м, высотой сферического днища 0,15 м,
полной емкостью 1,0 м3.
Аппарат для растворения сахара. В этом аппарате приготов-
ляют сахарный сироп концентрацией 50—55%. Такой сироп
применяют при изготовлении маргарина почти всех видов, кроме
шоколадного, кофейного, ванильного или лимонного. При про-
изводстве этих видов маргарина сахар вводят в приемник для
молока.
Суточный расход сахара, используемого в виде сиропа, со-
ставляет 5-60 = 300 кг (при этом принято, что на всем оборудо-
вании будут вырабатывать столовый маргарин).
Количество сахарного сиропа
Г 300-100 ......'
^сиропа _ 600 Кг.
50
Для растворения сахара принимается такой же аппарат, как
для растворения эмульгатора.
Аппарат для приготовления смеси ингредиентов. Жирораство-
римые и водорастворимые компоненты, вводимые в состав мар-
гарина, приготовляют отдельно. Для приготовления смеси ингре-
диентов устанавливают двухстенные из кислотостойкой стали
аппараты с быстроходной турбинной мешалкой. Емкость этих
аппаратов рассчитывают на односменный запас (7 «) при произ-
водительности цеха 5 т в час.
В аппараты обычно загружают следующие компоненты (вкг).
1. Жирорастворимые:
Раствор эмульгатора в масле в соотношении
1 :4 (3-5-5-7)....................525
Раствор красителя (3-5-7)...........105
Витаминный концентрат (0,1-5-7) 4
Всего................634
2. Водорастворимые
5-100
Водный раствор соли —- 5-7 ........700
„ 5-100
Сахарный сироп —-— -5-7 .............
Всего...........1050
456
Для приготовления смеси ингредиентов устанавливают четыре
попеременно работающих аппарата таких же размеров и конст-
рукции, как и приемника для сквашенного молока.
Установка для безразборной мойки аппаратов и трубопрово-
дов. Для повышения санитарного уровня молочных цехов, в кото-
рых установлены пластинчатые пастеризаторы из кислого- и
Рис. 109. Установка для безразборной мойки
аппаратуры и трубопроводов;
1 — станина (каркас); 2 — баки; 3 — люки; 4 —
фильтры; 5 — насос; 6 — электродвигатель.
щелочностойких материалов, применяют установки для безраз-
борной мойки аппаратов и трубопроводов.
Установка (рис. 109) состоит из двух горизонтальных бач-
ков 2 каждый емкостью по 300 л, изготовленных из кислотостой-
кой стали: бачки смонтированы на общей станине 1. Один из
бачков предназначен для раствора щелочи, второй — для слабых
растворов азотной кислоты. Центробежный насос 5 производи-
тельностью 25 м3/ч при избыточном давлении 2 ат забирает из
бачков 2 поочередно раствор щелочи или раствор азотной кисло-
ты и прогоняет их через пастеризатор и коммуникации. По воз-
вращении в бачки раствор проходит через ситчатые фильтры 4.
Насос присоединен также к линии для холодной и горячей воды,
которую применяют для ополаскивания аппаратов и коммуника-
ций до и. после мытья их растворами щелочи и кислоты.
Техническая характеристика установки: габариты 2135 X
X 750 X 1450 лл, масса (вес) 580 кг, установленная мощность
электродвигателя 5,6 кет.
Оборудование для приема и подготовки жиров ‘
- Резервуары предназначены для приема и хранения рафиниро-
ванных и дезодорированных жиров и масел и пищевых живот-
457
ных жиров. Резервуар (рис. 110) вертикальный, с сферическими
крышкой и днищем выполнен из алюминия или кислотостойкой
стали. Он снабжен рубашкой, обогреваемой теплой водой, для
поддержания температуры жира на заданном уровне при помощи
автоматического терморегулятора. Механическая вертикальная
Рис. ПО. Резервуар для приема и хранения
жиров:
1 — корпус; 2 — рубашка; 3 — механическая ме-
шалка; 4 — электродвигатель; 5 — редуктор; 6 —
люк; 7 — стойки.
мешалка приводится в движение -при помощи электродвигателя
через редуктор.
На маргариновых заводах обычно применяют резервуары ра-
бочей емкостью 5 т жиров. Эта емкость сложилась примени-
тельно к рабочей загрузке дезодораторов пеоиодического дей-
ствия. При переходе на непрерывную дезодорацию, на заводах
сравнительно большой мощности, целесообразно устанавливать
более крупные резервуары, которые менее металлоемки и тре-
458
буют меньшей производственной площади. Принимаются к уста-
новке резервуары рабочей емкостью 5 и 10 т.
Расчет сводится к определению числа потребных резервуа-
ров. Для расчета принимают, что при круглосуточной работе
рафинационного цеха запас дезодорированных жиров должен
обеспечивать двухсменную потребность маргаринового цеха.
Принимают также, что в целях экономии рабочей 'силы салотоп-
ка для животных жиров работает в одну смену.
Резервуары рассчитывают отдельно для каждого вида жира:
саломаса, растительного масла, свиного и говяжьего сала и др.
Для приема саломаса, полученного из растительных масел,
требуемое количество резервуаров находят следующим образом.
Согласно данным табл. 104 суточный расход этого саломаса
с = 48>1 Т-
Необходимый двухсменный запас составит
г 48,1-2 ос,
Сж.с. = = 32 т.
Для приема и хранения растительного саломаса принимается
«1=4 резервуарам рабочей емкостью по 10 т.
Двухсменный запас саломаса из китового жира составляет
Число потребных резервуаров рабочей емкостью 10 т «2 = 1.
Всего для приема саломаса устанавливают пять резервуаров
емкостью по 10 т, один из них по существу является резервным
и используется при переходе на применение саломаса другого
вида.
Двухсменный запас растительного масла составляет
г 12,5-2 о о
Чж.м — ~ — 3,3 т.
Принимают к установке два резервуара рабочей емкостью
по 5 т, что позволяет принимать и хранить два различных вида
масла.
Для кокосового масла емкость резервуара должна составить
G = W = 3 2 т.
ж 3
Устанавливается один резервуар рабочей емкостью на 5 т.
Для свиного сала при суточном расходе его 11,5 т и при ра-
боте салотопки в течение одной смены требуется три резервуара
рабочей емкостью по 5 т.
Для топленого говяжьего сала (при выпуске других видов
комбижиров) устанавливают еще два резервуара емкостью по
5 т.
459
Масляную вытяжку из сухого лука хранят в отдельном резер-
вуаре рабочей емкостью 5 т.
Всего в цехе устанавливают 10 резервуаров рабочей емкостью
по 5 т, из них один является резервным. Общая емкость всех
резервуаров, устанавливаемых в жирохранилище, составляет
100 т, что обеспечивает надлежащую маневренность производ-
ства. Характеристика резервуаров приведена в табл. 109.
Таблица 109
Показатели Резервуары рабочей емкостью, m
5 10
Диаметр внутренний, м Высота, м: 1,9 2,4
цилиндрической части 1,5 2,0
всего аппарата 2,55 3,1
Емкость полная, м3 6,6 12,5
Масса (вес), m 1,6 2,3
Резервуары рассчитаны для работы под вакуумом или хра-
нения жиров под слоем инертного газа.
Аппарат для подготовки жировой смеси по конструкции такой
же, как и резервуары для приема и хранения рафинированных
и дезодорированных жиров.
Аппарат рассчитывают на четырехчасовый запас жиров
(Z = 4). При производительности линии оборудования маргари-
нового цеха G4 = 2,5 т/ч емкость аппарата должна составить
V = gG4Z = 817-2,5’4 = 8,17 т,
где g— расход жиров на 1 т столового маргарина, кг.
Принимаются к установке четыре аппарата рабочей емкостью
по 10 т, работающих попарно, что позволяет одновременно вы-
рабатывать два вида маргарина по разным жировым рецепту-
рам. Для производства кулинарных жиров предварительная
подготовка жировой смеси по условиям производства не тре-
буется.
Оборудование для производства маргарина
Насос-дозатор (рис. 111) предназначен для автоматического
дозирования компонентов маргариновой продукции по объему.
Регулирование подаваемого количества каждого из компонентов
смеси осуществляется изменением хода поршней. Пределы дози-
ровки колеблются от 1 : 2 до 1:10.
Насосы-дозаторы могут иметь от четырех до восьми и более
параллельно работающих поршней. Насос, изображенный на
рис. 111, имеет семь поршней, из которых четыре предназначены'
460
для различных жиров и
по одному для молока,
водных растворов соли и
сахара и эмульгатора.
Максимальная произ-
водительность всех семи
поршней до 10 000 л/ч.
Учитывая, что в цехе ус-
танавливаются две линии
оборудования для произ-
водства маргарина, при-
нимают к установке три
насоса-дозатора, из кото-
рых два рабочих (для па-
раллельной работы) и
один резервный.
Темперировочный ко-
тел-смеситель (рис. 112)
предназначен для вырав-
нивания температуры всех
компонентов маргарина,
тщательного смешивания
их между собой с полу-
чением грубой жиро-вод-
ной эмульсии. Он пред-
ставляет собой верти-
кальный цилиндрический
аппарат из кислотостой-
кой стали с плоским на-
клонным дном и плотной
крышкой. Аппарат снаб-
жен паро-водяной рубаш-
кой, при помощи которой
поддерживается заданная
температура смеси, и вин-
товой механической ме-
шалкой, делающей
35 об/мин и предназна-
ченной для интенсивного
перемешивания содержи-
мого.
Размеры аппарата:
диаметр внутренний
1,45 м, высота цилиндра
1,83 м, полный объем
1,8 м3, рабочий объем
1,5 м3, масса (вес) 850 кг.
Рисл 111. Семиплунжерный автоматический дозирующий насос:
станина; 2 — рабочие цилиндры; 3 — всасывающий патрубок; 4 — нагнетательный патрубок; 5 — электродвигатель;
нительная муфта.
461
Режим работы темперировочного котла следующий:
Операции
Продолжитель-
ность, мин.
Заполнение .......................... 15
Перемешивание ....................... 15
Опорожнение ......................... 20
Всего............ 50
Число потребных аппаратов на одну линию производитель-
ностью 2500 кг/ч маргарина с учетом 5% возврата будет
2500 .'1 05-50 о
п = ---------------- = 2,
0,92-1500-60-0 8
Рис. 112. Темперировочный котел-смеситель:
1 — корпус; 2 — рубашка; 3 — винтовая мешалка;
4 — электродвигатель; 5 — редуктор; 6 — стойки.
где 0,92 — плотность эмульсии, кг/л-,
0,8 — коэффициент заполнения аппарата.
462
Для двух линий производства маргарина устанавливают че-
тыре темперировочных котла-смесителя.
Насос высокого давления (рис. 113) предназначен для созда-
ния избыточного давления (напора) до 30 ат при продвижении
маргарина через вытеснительный переохладитель и кристаллиза-
тор к фасовочным автоматам. Он представляет собой блок, со-
стоящий из трех параллельно работающих горизонтальных ци-
линдров, в которых ходят поршни, получающие возвратно-
поступательное движение от коленчатого вала. Вал вращается
от электродвигателя через клиноременную передачу и редуктор.
На каждую линию производительностью 2500 кг)ч маргарина
устанавливают один насос. Всего в цехе на две линии производ-
ства маргарина устанавливают два насоса высокого давления.
Техническая характеристика насоса
Производительность (при 130 об[мин), л{ч ............. 3200
Число ходов в минуту.................................до 160
Рабочий объем цилиндра (одного), мл ................... 150
Развиваемое избыточное давление, ат..................до 45
Габариты, мм
длина............................................. 965.
ширина............................................. 760
высота ........................................... 1120
Мощность электродвигателя, кет........................... 5
Вытеснительный переохладитель (рис. 114) служит для дис-
пергирования и охлаждения маргариновой эмульсии. Он состоит
из двух или нескольких, например трех, соединенных последо-
вательно горизонтальных рабочих цилиндров, на внутренней по-
верхности которых происходит охлаждение маргариновой эмуль-
сии. Внутри рабочих цилиндров находится концентрически поса-
женный полый горизонтальный вал, обогреваемый горячей
водой, на который насажены ножи-лопасти. Лопасти вращаются
вместе с валом со скоростью 500—700 об!мин. Они служат для
интенсивного перемешивания и диспергирования маргариновой
эмульсии в процессе ее охлаждения. Рабочие цилиндры имеют
рубашки, в которых происходит испарение аммиака, являюще-
гося хладагентом. Для повышения коэффициента теплопередачи
осуществляется принудительная циркуляция аммиака в рубашке.
Температура испарения регулируется автоматически. Автобло-
кировка исключает возможность включения холода при выклю-
ченных валах переохладителя.
Поверхность охлаждения всех трех цилиндров вытеснитель-
ного переохладителя составляет
F„ = 3.TzdBl = 3-3,14-0,101 • 1,12 = 1,07 м2.
Внутренний объем рабочих цилиндров
= 0,785 (^-^в)/-3== 0,785(0,1012-0,0822)-1,12-3=0,009 м3.
463
Рис. 113. Насос высокого давления:
— штуцер для входа эмульсии; 2 — штуцер для выхода эмульсии; 3 — электродвигатель; 4 - предохранительный кла
пан; 5 — клапанная коробка.
30 Заказ 1236
Рис. 114. Вытеснительный переохладитель:
1 — штуцер для входа эмульсии; 2 — штуцер для выхода охлажденного маргарина; 3 — рабочий цилиндр; 4 — указа-
’ тель уровня аммиака; 5 — электродвигатель; 6 — рабочий вал.
В этих уравнениях
</в — внутренний диаметр рабочих цилиндров; %. = 0,101 м;
du.-в — наружный диаметр вала; dSJS = 0,082 ж;
I — длина рабочих цилиндров; /= 1,12 м.
Продолжительность пребывания эмульсии в вытеснительном
переохладителе
7 Р’п-3600 0,009-3600
Л =--------------= -------------=14 сек.
2,5,1,05-0,92 2,5-1,05-0,92
Расход холода на охлаждение маргариновой эмульсии зави-
сит от жирового состава смеси. Его обычно подсчитывают по
уравнению
Q4 = еэм 1,05 [сэм (/н — /к) + q] =
= 2500-1,05 [0,45 (38 —18) 4- 10,4] = 50 900 ккал/ч, (V-1)
где tn — начальная температура эмульсии за гомогенизатором;
по практическим данным, = 38° С;
/к— конечная температура эмульсии на выходе из пере-
охладителя; по практическим данным, она колеблется
от 17 до 19° С. Принимается tK = 18° С;
1,05 — коэффициент, учитывающий возврат эмульсии;
Сэм — теплоемкость эмульсии; по данным проф. А. Г. Ткачева
(табл. ПО), теплоемкость эмульсии маргарина колеб-
лется от 0,39 до 0,49 ккал/(кг-град). Принимается
сЭм = 0,45 ккал/(кг-град)-,
Ч—теплота плавления (кристаллизации) маргарина. При-
нимают, что при % = 18° С в твердое состояние перейдет
70% пищевого саломаса и все кокосовое масло. Количе-
ство саломаса в столовом маргарине (согласно данным
табл. 102) 632 кг/т, кокосового масла 80 кг/т.
Теплота плавления (кристаллизации) пищевого саломаса, по
данным М. Б. Равича, составляет 18 ккал/кг. Для кокосового
масла принимается условно значение теплоты плавления
30 ккал/кг. Следовательно, теплота плавления маргарина дан-
ного состава равна?-.
18-К7-632 + 30-80 1П.
7 = --- yfooo-----= яяя-л/ка.
Удельный расход холода на 1 т маргарина с учетом 20% по-
терь на компенсацию теплопритоков
= 509°°51— = 24 400 ккал/т.
Поверхность охлаждения цилиндров переохладителя [прини-
мая, что половина тепловых потерь (10%) от трения в подшип-
никах и других должна быть компенсирована через поверхность
охлаждения аппарата] определяют из уравнения
F„ = = -900'1’1 = 1,04 м2'
М1ср 1200-45
466
где k— коэффициент теплопередачи от испаряющегося аммиака
к маргариновой эмульсии; в условиях интенсивного пере-
мешивания эмульсии принимают k = 1200 ккал](м?-
ч-град);
А/Ср — средняя разность температур между испаряющимся
аммиаком и маргариновой эмульсией.
Таблица ПО
Физические характеристики некоторых видов маргарина
животного безмолочного сливочного
Температура, °C плотность р, кг/м3 теплоемкость с, ккалЦкг • град) коэффициент тепло- | проводности, 1 ккал /(м- ч град) коэффициент темпе- ратуропроводности а • 1 О4, м2/ч плотность р, кг/м3 теплоемкость с, ккал/(кг • град) коэффициент тепло- проводности, 1 ккал/ [м- ч • град) коэффициент темпе- ратуропроводности ; а • 104, м2/ч плотность р, кг/м3 теплоемкость с, ккал,'(кг град) коэффициент теп- лопроводности, ккал/ (м ч • град) коэффициент темпе- ратуропроводности | а • 104, м2/ч
Жидкая маргариновая эмульсия
40 ] 909 | 0,49 I 0,173 I 3,93 [ 920 | 0,44 [ 0,16 13,91192810,3910,18 14,87
50 I 904 I 0,49 | 0,170 I 3,87 | 914 | 0,44 [0,15 | 3,72] 920 ] 0,39| 0,18 | 4,89
Твердый маргарин
5 930 0,68 0,15 2,32 946 0,68 0,168 2,19 932 0,63 0,162 2,56
10 923 0,66 0,148 2,39 940 0,65 0,157 2,30 924 0,61 0,154 2,64
15 916 0,63 0,147 2,42 934 0,62 0,146 2,40 916 0,58 0,148 2,63
20 908 0,60 0,146 2,48 928 0,59 0,136 2,52 908 0,55 0,138 2,72
25 900 0,58 0,144 2,52 920 0,56 0,126 2,64 900 0,52 0,131 2,78
При температуре испарения аммиака минус 17° С средняя
разность температур между аммиаком и эмульсией будет:
— 17° аммиак— 17°
18° эмульсия 38°
Разность 35° 55°
Д/ = 55±15 = 45° грай.
Ср 2
Поверхность охлаждения рабочих цилиндров вытеснительного
переохладителя, полученная расчетом, совпадает с поверхностью
их предусмотренной конструкцией аппарата. На каждую линию
производства маргарина устанавливают по одному вытеснитель-
ному переохладителю. Всего в цехе устанавливают два таких
аппарата.
on* 467
Температура плавления и затвердевания различных видов
маргарина приведена в табл. 111 (по данным Л. Г. Ткачева).
Таблица 111
Показатели Маргарин
животный безмолоч- ный сливочный
Температура плавле- ния, °C: начало 32,2 33,6 32,2
конец 37,6 39,4 34,2
Температура затверде- вания, °C: начало 24,5 26,4 32,0
конец 15,0 14,2 15,9
Кристаллизатор (рис. 115) предназначен для окончательного
формирования структуры маргарина. В нем заканчивается про-
цесс кристаллизации и маргарин приобретает необходимую для
упаковки пластичность.
Кристаллизатор представляет собой горизонтальную двух-
стенную трубу, изготовленную из нержавеющей стали, внутрен-
ним диаметром da = 177 мм, длиной I = 2,6 м. Труба состоит из
двух секций, соединенных между собой на фланцах. В рубашке
циркулирует вода с начальной температурой 35° С. С одного
торца кристаллизатора находится патрубок для подачи пере-
охлажденной эмульсии из вытеснительного переохладителя, с
противоположного торца находится фигурный патрубок для по-
дачи охлажденного маргарина в расфасовочный автомат. Рабо-
та кристаллизатора сблокирована с расфасовочным автоматом.
Обычно к одному вытеснительному переохладителю устанав-
ливают два кристаллизатора.
Поверхность охлаждения кристаллизатора
= itdbl = 3,14.0,177-2,6 = 1,44 м\
Рабочий объем кристаллизатора
V = 0,785^/ = 0,785-0,1772-2,6 = 0,064 .и3.
Время пребывания маргариновой эмульсии в кристаллиза-
торе J OZy, тРО -Г
7 0,064-2-0,908
zK = —-----------= 0,044 ч, или 159 сек,
2,5-1,05
где 0,064 — объем кристаллизатора, м3;
0,908—'плотность твердого маргарина, т/м3;
2 —число ручьев на одну линию;
1,05—коэффициент, учитывающий возврат маргарина.
468
Рис. 115. Кристаллизатор:
1 — штуцер для подачи маргарина из вытеснительного переохладителя; 2 — труба кристаллизатора; 3 — водяная рубашка; 4 — бу-
ферный патрубок для поддержания постоянного давления; 5 — переходная муфта к расфасовочному автомату; 6 — передвижная
станина.
469
штуцер для подачи маргарина из кристаллизатора; 2 — рычаг включения автомата; 3 — рулон пергамента;
электродвигатель.
470
к двум автоматическим линиям для производства маргарина
устанавливают четыре кристаллизатора.
Фасовочный автомат для маргарина (рис. 116) предназначен
для расфасовки маргарина в пачки массой (весом) 100 и 200 г.
Он состоит из двух секций, формовочной и оберточной.
В формовочном барабане, имеющем четыре гнезда, маргарин
формуется в бруски определенной массы. Внутри барабана по
его окружности расположены под углом 90° четыре поршня.
При вращении барабана, которое осуществляется при помощи
мальтийского креста, камера, находящаяся в горизонтальном
положении, принимает маргарин, поступающий из кристаллиза-
тора. В это же время из камеры, находящейся в вертикальном
положении, выталкивается сформованный брусок маргарина,
который передается в оберточную секцию. Здесь брусок завер-
тывают в .пергамент и торцы его заделывают «конвертом».
Производительность автомата составляет 90—ПО пачек в ми-
нуту.
На одну линию производительностью 2500 кг в час требуется
автоматов (при выпуске пачек массой по 200 г):
При выпуске маргарина в пачках развесом по 100 г количество
расфасовочных автоматов следует удвоить. Обычно в этом слу-
чае, чтобы не увеличивать число расфасовочных автоматов, часть
маргарина, предназначенного для промышленной переработки
или для общественного питания, расфасовывают в крупную та-
ру— в ящики и бочки — или в блоки массой (весом) по 5 кг.
Техническая характеристика расфасовочного автомата
Производительность (пачек в минуту).................90—ПО
Масса (вес) пачки, г................................ 100—200
Габариты машины, мм
длина ........................................... 2750
ширина........................................... 950
высота .........................................1550
Масса (вес) машины, кг............................... ~ 1400
Мощность электродвигателя, кет....................... 2,2
Автомат для упаковки маргарина в картонные короба по кон-
струкции и принципу работы не отличается от автомата, описан-
ного выше, применяемого для укладки пакетов с синтетическими
моющими порошками в короба. Этот автомат сблокирован с рас-
фасовочным автоматом, и его производительность зависит от
количества пачек маргарина, поступающих на штабелирование.
Средняя производительность автомата 1,1 короба в минуту вме-
стимостью 20 кг маргарина [100 пачек массой (весом) по 200 г].
471
Максимальная производительность три короба в минуту. Коли-
чество потребных упаковочных автоматов
2500 „
п =--------= 2.
60.20-1,1
Всего в цехе устанавливают четыре упаковочных автомата
по одному на каждый фасовочный автомат.
Комбинированная заклеивающая и обандероливающая машина
для картонных коробов, в которые упакован маргарин, работает
по такому же принципу, как и описанная выше машина для ко-
робов с синтетическими моющими порошками.
При производительности 12—16 коробов в минуту (в среднем
14 коробов в минуту) общая производительность машины
G= 14 • 20-60 = 17 000 кг/ч.
Таким образом, одна машина полностью обеспечивает произ-
водительность цеха.
Расход пергамента и тары для расфасовки и упаковки 100 т
маргариновой продукции приведен в табл. 112. Таблица Ц2
Продукция Количество про- дукции, сутки Расход пер- гамента Вид тары Расход тары, шт.
на 1 т, кг Г на всю про- дукцию, кг на 1 т па всю про- дукцию
Маргарин молочный Картонные короба 1500
в мелкой расфа- 30 12 360 емкостью 20 кг 50
совке по 200 г нефасованный 15 2 30 Деревянные ящики 40 600
емкостью 25 кг
Маргарин сливочный 10 12 120 Картонные короба 50 500
в мелкой расфасовке (по 200 г) емкостью 20 кг
Маргарин шоколадный 5 12 60 То же 50 250
в мелкой расфасовке (по 200 г)
Комбижир СВИНОЙ
в мелкой расфа- 10 12 120 50 500
совке (по 200 г) нефасованный 20 2 40 Деревянные бочки 20 400
емкостью 50 кг
Гидрожир кулинарный 5 2 10 То же 20 100
и кондитерский не- фасован ный Маргагуселин в мелкой расфасовке Общий расход в сутки 5 12 60 800 Картонные короба емкостью 20 кг Картонные короба емкостью по 20 кг 50 250 3000
Деревянные ящики — 600
емкостью по 25 кг Деревянные бочки — 500
емкостью по 50 кг
472
Холодильный барабан служит для охлаждения эмульсии мар-
гарина. На новых предприятиях холодильные барабаны не про-
ектируют, но они установлены на всех действующих маргари-
новых заводах. Приведенные ниже данные для расчета произ-
водительности холодильных барабанов помогут эксплуатацион-
ному персоналу выбрать наиболее выгодный режим их работы..
Рис. 117. Холодильный барабан с непосредственным испарением аммиака:
1 — станина; 2 — наружный цилиндр; 3 — внутренний цилиндр; 4 — полая ось ба-
рабана; 5 — редуктор; 6 — электродвигатель.
Холодильный барабан (рис. 117) представляет собой сталь-
ной горизонтальный вращающийся цилиндр, охлаждаемый изну-
три испаряющимся аммиаком. Торцы барабана закрыты крыш-
ками с укрепленными на них полыми цапфами, которыми бара-
бан опирается на подшипники. Через полые цапфы в барабан
подводится и отводится аммиак или рассол. Сбоку у холодиль-
ного барабана, вдоль его образующей, расположена питающая
каретка, через которую к барабану подводится маргариновая
эмульсия. Каретка устроена в виде узкого корыта, одной из
стенок которого является поверхность барабана. При вращении
барабан увлекает из питающей каретки тонкий слой охлаждае-
мой эмульсии. Толщина слоя ее регулируется вращающимся
валиком небольшого диаметра либо передвижной рейкой.
Ниже каретки на небольшом расстоянии от нее расположен
нож из фосфористой бронзы, который снимает с поверхности
барабана застывшую эмульсию. Охлаждение маргариновой
эмульсии заканчивается за один неполный оборот барабана.
В современных типах холодильных барабанов охлаждение
цилиндра осуществляется при помощи испаряющегося внутри
них жидкого аммиака. Барабан, таким образом, выполняет роль
испарителя аммиачной холодильной установки. Для уменьшения
объема, в котором находится аммиак, у большинства конструк-
473
ций холодильных барабанов внутри наружного рабочего цилинд-
ра помещают второй глухой стальной цилиндр. Образующееся
между цилиндрами концентрическое пространство и является
рабочим объемом, в котором происходит испарение хладагента.
Вращение барабана осуществляется от индивидуального элек-
тродвигателя через редуктор. Барабаны вращаются со скоростью
от 50 до 80 об/мин.
На наших заводах установлены холодильные барабаны в
основном следующих типоразмеров (табл. 113).
Таблица 113
Размеры и основные показатели Типы барабанов
I II Ш
Наружный диаметр рабочего цилиндра, мм . . 1400 1250 1100
Длина барабана, мм 1400 1340 1340
Общая поверхность цилиндра барабана, ж2 . . 6,15 5,25 4,85
Число оборотов барабана в минуту 55 73 67
Производительность холодильного барабана
следующим уравнением:
ТрбрибО
G = 1000 Кг/Ч’
определяется
(V-2)
где F-p — рабочая поверхность наружного цилиндра барабана, ж2;
6 — толщина слоя маргариновой эмульсии, наносимой на
поверхность холодильного барабана;
р — плотность маргариновой эмульсии; она колеблется от
930 до 950 кг/м3-, принимается р = 940 кг/м3-,
п — число оборотов барабана в минуту.
Рабочая поверхность Fv барабана меньше его боковой по-
верхности на величину, зависящую от двух следующих факторов:
длина каретки 1\, через которую на поверхность барабана
наносится слой эмульсии, примерно на 150 мм меньше, чем дли-
на цилиндра;
часть поверхности барабана от ножа до каретки не участвует
в процессе охлаждения.
По конструктивным соображениям холостой ход барабана от
ножа до каретки составляет около а = 30°.
Таким образом, рабочая поверхность холодильного барабана
второго типа может быть найдена из следующего уравнения:
Fa = r.D — — =33 14 • 1 25 (1,34 — 0,15)—
р viz 360 . , , V ,
3,14-1,25(1,34 — 0,15)30 . о ,
---1---!--L_2----’-'----- = 4 3 /Г.
474
Коэффициент использования поверхности барабана
Fp-100 4,3-100
а = F = 5,25 = 82О//°’
Толщина слоя маргариновой эмульсии на холодильном бара-
бане колеблется от 0,1 до 0,15 мм.
Подставляя найденные значения в уравнение (V-2), полу-
чают производительность холодильного барабана при 6 = 0,1 мм
и п = 55 об/мин
г 4,3-0,1-840.55-60 , Qnn
C/j = —---Нлдд-------= 1200 кг/ч.
1000
Производительность холодильного барабана при различных
режимах работы (число оборотов, толщина стружки) приведена
в табл. 114.
Таблица 114
Число оборотов барабана в минуту Производительность холодильного барабана (в кг/ч) при толщине стружки (в мм)
0, 1 о.и 0,12 0,13 0,14 0,15
55 1200 1320 1440 1560 1680 1800
60 1300 1430 1560 1690 1820 1950
65 1400 1540 1680 1820 1960 2100
70 1520 1670 1820 1980 2130 2280
75 1620 1780 1960 2100 2270 —
80 1730 1900 2080 — — —
Производительность холодильного 'бара-бана зависит также
от его тепловой нагрузки, которая может быть найдена из урав-
нения
Q = 9меэм + Qn = 34Сэм + 2>. ккал/ч, (V-3)
где 7м — расход холода на охлаждение маргариновой эмульсии,
включая теплоту плавления (кристаллизации). По дан-
ным проф. А. Г. Ткачева, этот расход колеблется от
32,2 до 35,2 ккал/кг, принимается для последующих
расчетов q№ = 34 ккал/кг',
Qn — потери холода барабаном на тепловые притоки через
пленку маргариновой эмульсии, от трения ножа, ка-
ретки, подшипников и сальников. Эти потери зависят
от температуры испаряющегося аммиака и темпера-
туры воздуха в помещении, а также от числа оборотов
холодильного барабана.
475
В табл. 115 приведены потери холода холодильным бараба-
ном второго типа при различных эксплуатационных условиях,
по данным И. М. Слизовского.
Таблица 115
Число оборотов барабана в минуту Температура испарения аммиака, °C Потери холода (ккал/ч) холодильным барабаном (второго типа) при температуре окружающего воздуха, °C
20 23 26 29 32
50 —10 1800 2100 2500 3000 3500
60 —15 2000 2400 2800 3200 3600
70 —21 2200 2700 3100 3500 4000
80 —26 2500 3000 3500 4000 4500
При средней температуре воздуха в помещении 23° С суммар-
ные потери холода холодильным барабаном составляют
8700 ккал/ч до 13300 ккал/ч. При меньших нагрузках (более вы-
сокая температура испарения аммиака, меньшее число оборотов
барабана) потери уменьшаются, и, наоборот, с увеличением на-
грузки на холодильный барабан абсолютный размер потерь воз-
растет.
Тепловые потери холодильного барабана от трения в зависи-
мости от числа оборотов его, по данным И. М. Слизовского, при-
ведены в табл. 116. I
Таблица 116
Число оборотов барабана в минуту Потери холода холодильным барабаном, ккал/ч
от трения иожа о по- верхность цилиндра от трения каретки о поверхность цилиндра от трения в подшипни- ках от трения в сальниках всего
50 2000 2200 800 1600 6600
60 2200 2800 900 2000 7900
70 2500 3200 1100 2200 9000 )
80 3000 3600 1300 2400 10300
Тепловая нагрузка на холодильный барабан в соответствии
с общим законом теплопередачи может быть выражена также
известным уравнением j
Q = Fpk\tcp,
476
где k—коэффициент теплопередачи от испаряющегося аммиа-
ка к неподвижной маргариновой эмульсии через стенку
холодильного барабана; по исследованиям И. М. Сли-
зовского, k составляет 470—600 ккал) (м2 ч град). Прини-
мается для дальнейших расчетов & = 500 ккал!(м2 ч-град).
Подставляя известные значения в формулу теплопередачи,
получают
Q = 4,3 • 500 • А1ср = 2150 Д/ср.
Приравнивая оба уравнения, характеризующих тепловую на-
грузку на холодильный барабан, получают
34G9M + Qn = 2150A^cp.
Как видно из этого равенства, производительность холодиль-
ного бара'бана зависит от А/ср— средней разности температур
между охлаждающим агентом и охлаждаемой эмульсией.
Для средней разности температур существует известная ло-
гарифмическая зависимость
—
tn — in
2,3 Jg —-----
/к- ta
где (а — температура хладагента.
Методом подбора можно найти температуру кипения аммиа-
ка, которая необходима для обеспечения заданной производи-
тельности холодильного барабана.
Например, при температуре кипения аммиака минус 15° С,
средняя логарифмическая разность температур будет
135-(-15)]1 3-(-15)]з2
21з Ig 5^1=2^
3 —(—15)
значение А/' в приведенное выше уравне-
М'
ср
Подставляя это
ние и принимая, что при га = 60 об/мин и температуре испарения
аммиака —15° С потери согласно табл. 114 и 115 составляют
Qn = 7900 + 2400 = 10 300 ккал/ч,
находят тепловую нагрузку на холодильный барабан
Q = 34СЭМ + 10 300 = 2150-32 = 65 800 ккал/ч.
Откуда
65 800— 10 300 ,
G3M =-------------= 1630 кг ч.
34
При температуре испарения аммиака минус 20° С средняя
логарифмическая разность температур будет
АГ =-------35-3------= 31 град.
ср , 35 —(-20)
2,3 1g------------~
’ 3 — (—20)
477
При такой средней разности температур нагрузку на холо-
дильный барабан можно увеличить до 1890 кг/ч
2150-37— 13 300 1Qnn
G3M =-----------------= 1890 кг/ч.
34
Таким образом, интенсификация работы холодильного бара-
бана может быть увеличена при снижении температуры кипения
аммиака.
Однако снижение температуры кипения аммиака сопровож-
дается уменьшением производительности холодильных компрес-
соров и соответствующим повышением удельного расхода элек-
троэнергии на 1000 ккал вырабатываемого холода (табл. 117).
Таблица 117
Температура конденсации аммиака, °C Удельный расход мощности аммиачными компрессорами (в кет • ч на 1000 ккал) при температуре кипения аммиака, °C
— 10 — 15 —20 —25 —30
Горизонтальные компрессоры
40 0,454 0,540 0,639 0,747 —
30 0,339 0,409 0,487 0,605 0,724
20 0,256 0,307 0,384 0,471 0,586
10 0,165 0,212 0,276 0,354 0,444
Вертикальные и V-образные компрессоры J
40 0,420 0,494 0,582 0,687 —
30 0,320 0,384 0,458 0,551 0,650
20 0,231 0,295 0,355 0,431 0,518
10 0,154 0,200 0,261 0,323 0,398
Так, например, при производительности холодильного бара-
бана 1630 кг/ч, что соответствует температуре испарения аммиа-
ка —15° С, удельный расход электроэнергии на охлаждение 1 т
маргарина составит (при вертикальных компрессорах)
65800-0,384 с
=------------------------------—• = 15,5 квт-ч.
уд 1630
То же, при производительности 1950 кг]ч, что соответствует
температуре испарения аммиака —20° С, удельный расход элек-
троэнергии составит
N" _ (34-1890+ 12000)-0,458 _ <8 5
уд 1890
В этих уравнениях
0,384 — удельный расход электроэнергии вертикальным ам-
миачным компрессором при температуре испарения
аммиака —15° С и температуре конденсации 30° С;
0,458 — то же, при температуре испарения аммиака —20° С.
1 78
Исходя из этих данных, можно считать, что форсирование
работы холодильных барабанов без ухудшения качества обра-
зующейся маргариновой стружки возможно как за счет увели-
чения числа оборотов барабана, так и за счет повышения тол-
щины стружки в пределах 0,1—0,15 мм, при одновременном обя-
зательном снижении температуры испарения аммиака.
Это мероприятие можно осуществить на предприятиях, имею-
щих резерв мощности холодильной установки и достаточное ко-
личество сравнительно недорогой электроэнергии.
Непрерывно действующий охладитель для кулинарных жиров
типа «Аист», разработанный группой специалистов Гомель-
ского жиркомбината, представляет собой аппарат вытеснитель-
ного типа. Он состоит (рис. 118) из двух горизонтальных рабо-
чих цилиндров 1, расположенных один под другим, смонтирован-
ных на общей станине 2. Рабочие цилиндры снабжены
рубашками 3, в которых циркулирует хладагент-аммиак. Для
удлинения пути движения аммиака рубашки разделены ради-
альными глухими перегородками 4 на десять секций, через кото-
рые аммиак, принудительно подаваемый насосом, проходит по-
следовательно.
Внутри рабочих цилиндров находятся вытеснительные полые
барабаны 5. Они закреплены на горизонтальных валах 6. По-
следние получают вращение от электродвигателя 7 через комби-
нированную клиноременную и цепную передачу 8. На поверхно-
сти барабанов закреплено по восемь ножей 9, которые снимают
охлаждаемые жиры с внутренней поверхности рабочих цилинд-
ров и прогоняют их через оба цилиндра к выпускному крану 10.
Техническая характеристика
непрерывно действующего охладителя
Цилиндры рабочие, шт.............................. 2
диаметр внутренний, мм ...................... 308-
длина внутренняя мм ................ 1500
Вытеснительные барабаны.............................. 2
диаметр наружный, мм...........................240
число оборотов барабана в минуту
верхнего......................................130
нижнего...................................... 210
Мощность электродвигателей, кет...................... 9
Поверхность охлаждения аппарата (обоих цилиндров,) м2 . . 2,9
Масса (вес) аппарата, кг ...........................1000
Объем концентрического кольцевого пространства между ра-
бочими цилиндрами И внутренними барабанами (в обоих
цилиндрах), м3................................. 0,084
На охлаждение поступают кулинарные жиры с начальной
температурой 34—36° С, принимается для расчетов £Н = 35°С.
Конечная температура жиров на выходе из охладителя состав-
ляет при наливе в крупную тару /К1 =20° С, при расфасовке в
мелкие пачки /К2 = 15° С.
479
Удельный расход холода на охлаждение кулинарных жиров
с учетом потерь находят из уравнения
Q = 1000 [сж (/., — /к) %- q] т; ккал/т.
Разрез по АБВР
ПИ
В литературе отсутствуют данные о теплоемкости и теплоте
плавления (кристаллизации) кулинарных жиров различного со-
става.
Для дальнейших расчетов принято:
теплоемкость жировой смеси кулинарных жиров в интервале
температур 15—40°С = 0,42 ккал/(кг-град);
теплота плавления свиного жира, по литературным данным,
29—35 ккал!кг-, принимается среднее значение 32 ккал!кг~,
теплота плавления пищевого саломаса q" = 18 ккал(кг.
Принимается далее, что при охлаждении до tKi = 20° С кри-
сталлизуется примерно 70% свиного жира и 50% саломаса, вхо-
дящего в рецептуру комбижира свиного. Следовательно, рас-
четная теплота плавления (для определения расхода холода) мо-
жет быть принята
_ 350-32-0,7-|- 450-18-0,5
1000
= 11,9 ккал!кг жира.
При охлаждении до % = 15° С кристаллизуется 80% твердых
жиров, входящих в рецептуру.
Расчетная теплота плавления комбижира свиного примерно
будет
(350-32 + 450-18) 0,8 , с .
q2 = -----------------= 15,4 ккал/кг жира.
Расход холода на охлаждение комбижира свиного, выпускае-
мого в крупной таре (4, =20° С), составляет с учетом 20%
потерь
Qi = 1000 [0,42 (35 — 20) %- 11,9] 1,2 = 21 800 ккал/т жира.
Соответственно при выпуске комбижира свиного в мелкой
расфасовке (% = 15° С)
<?2 = 1000 [0,42 (35 — 15) - 15,4] 1,2 = 26 000 ккал/т жира.
Расход холода в аппарате типа «Аист» определяется форму-
лой
Qa = l:k\tср ккал!ч.
При температуре испарения аммиака —15° С средняя раз-
ность температур в процессе теплопередачи будет:
а) при охлаждении жира до (К1 = 20° С
— 15° аммиак — 15°
35° жир 20°
Разность 50° 35°
480
31 Заказ 1236
481
д/ср = °,j5 = 42,5 град’,
б) то же, при охлаждении до /к. = 15°С
\/С[! = 40 град.
Коэффициент теплопередачи от испаряющегося аммиака к
жиру в условиях интенсивного перемешивания жира и принуди-
тельного движения аммиака может быть принят 1200 ккал/(м2-
ч-град). Но учитывая, что в данной конструкции на внутренней
поверхности рабочих цилиндров остается тонкая пленка застыв-
шего жира, которая снижает теплопередачу, для условий работы
аппарата типа «Аист» принимается коэффициент теплопередачи
k = 600 ккал) (м2 • ч град).
Производительность аппарата типа «Аист» при выпуске ком-
бижира свиного в крупной таре составляет
с а = дум,. = = 3 4
Qi Qi 21 800
То же, при выпуске продукции в расфасованном виде
Г 2,9-600-40 о с- .
(л, = --------= 2,b т/ч.
26 000
Для обеспечения заданной суточной производительности по
выпуску 25 т кулинарных и кондитерских жиров в крупной таре
и 15 т— в мелкой расфасовке (см. табл. 101) аппарат типа
«Аист» должен работать следующее количество часов:
Z= 25: 3,4 + 15:2,6 = 13 ч.
Устанавливают два аппарата типа «Аист», имея в виду, что
кулинарные и кондитерские жиры будут вырабатываться, как
правило, в одну смену.
РАСЧЕТ РАСХОДА ХОЛОДА
Расчет расхода холода на технологические нужды цеха по
производству 100 т маргариновой продукции (60 т маргарина
и 40 т кулинарных жиров) в сутки приведен в табл. 118.
Для сравнительной оценки расхода холода приводят к так
называемым нормальным условиям, т. е. к температуре испаре-
ния аммиака —10° С, температуре конденсации + 25° С и темпе-
ратуре переохлаждения +15° С.
Для перехода от рассчитанного выше расхода холода в ре-
альных рабочих условиях к нормальным в холодильной технике
пользуются переводными коэффициентами.
Так, для условий испарения аммиака —17°С (в переохлади-
теле для маргарина и кулинарных жиров) при температуре кон-
денсации + 30° С и температуре переохлаждения аммиака
482
Таблица 118
Статьи расхода Расход холода, тыс. ккал
на 1 in в сутки
Охлаждение рассолом 145 кг молока в танке для хранения от tH = 25° С до tK = 6° С с учетомЮ% потерь 145-1 (25 — 6) 1,1 . . 3,о 180
в пластинчатом пастеризаторе от /н = 30° С до /К = 6°С 145-1 (30 -6) 1,1 3,8 228
в квасильной ванне от /п = 28° С до /к = 6° С 145-1 (28- - 6) 1,1 3,5 210
Переохлаждение 1000 кг маргариновой эмульсии на вытеснительном аппарате аммиаком с темпе- ратурой испарения—17 °C согласно расчету (см. стр. 466) 24,4 1464
Итого расход холода на выработку маргарина ..... 34,7 2082
Переохлаждение 1000 кг кулинарного жира на вы- теснительном аппарате типа «Аист» при выпуске: в крупной таре (расчет см. стр. 481) .... 21,8 545
в мелкой расфасовке (расчет см. стр. 481) . . 26,0 390
Суммарный расход холода в маргари- новом цехе — 3017
+ 25° С, принимается переводной коэффициент для вертикаль-
ных компрессоров К = 1,7.
То же, при температуре испарения аммиака —15° С (для
охлаждения кулинарных жиров) = 1,5, при испарении аммиа-
ка —11°С (получение рассола с температурой —6°С для охлаж-
дения молока) X] = 1,1.
Пересчет рабочих калорий в нормальные для маргаринового
цеха указанной выше мощности приведен в табл. 119 (в тыс.
ккал).
Общий расход холода составляет Q = 2667 + 1500 + 715 =
= 4962 тыс. н. ккал в сутки.
Мощность холодильных компрессоров должна быть рассчи-
тана на максимальную часовую нагрузку. Пользуясь теми же
методами, рассчитывают пиковую нагрузку на холодильные ком-
прессоры (табл. 120).
Максимальная мощность холодильных компрессоров при
нормальных условиях только для технологических нужд, без уче-
та расхода холода на экспедицию и склад готовой продукции,
составит около 436 тыс. ккал!ч.
•31 * 483
Таблица 119
Показатели Температура испарения аммиака, °C
— 17 — 15 — 11
Расход холода в сутки при рабочих условиях 1464 935 618
Потерн холода в рассольной системе (10% от расчетного расхода) . . . — — 62
Потери холода в испарителе (7 % от расчетного расхода) 103 65 43
Всего (расход холода в рабочих условиях) . . . 1567 1000 723,
Расход холода, приведенный к нор- мальным условиям ......... 1567-1,7= =2664 1000-1.5= = 1500 723-1,1=795
Таблица 120
Операции Расход холода, тыс. ккал'ч
рабочих коэффициент перевода к нормаль- ным, ккал нормальных
Охлаждение 5 tn/ч маргарина 24,4 х Х5Х1.07 130 1,7 221
Охлаждение 3,4 т/ч кулинарных жи- ров 21,8-3,4-1,07 ... 79,3 1,5 119,0
Охлаждение 3 т/ч молока в пластин- чатом пастеризаторе 3-1 (30—6)1,1 79,2 1,1 87,1
Потери холода (10%) при приготов- лении рассола 79,2-0,1-1.07 . . . 8,5 1,1 9,3
Общий расход .... 297 — 436,4
РАСЧЕТ РАСХОДА ПАРА
Расчет расхода пара на технологические нужды цеха по про-
изводству 100 т маргариновой продукции в сутки (60 т марга-
рина, 40 т кулинарных жиров) приведен в табл. 121.
484
Таблица 121
Расход пара, кг
Статьи расхода на 1 т в сутки
А. Производство маргарина Пастеризация 145 кг молока в пластинчатом пас- теризаторе от/н = 40°С (за теплообменником) до /к = 85° С. Подогрев осуществляется горячей водой /Е = 95° С. (Вода нагревается острым па- ром 3 ат абсолютных с полезной теплоотдачей 529 ккал±кг). Тепловые потери составляют 10% "1'45 1 j S5 10) 1,1 529 Нагрев горячей водой 145 кг молока перед сква- шиванием от ^Н = 6°С до /к = 28° С 145-1 (28—6) 1,1 529 Нагрев горячей водой 145 кг молока до подачи его в смеситель от ta = 6° С До /к = 20° С 145-1 (20-6) 1,1 529 • • Нагрев 12 кг (из них 9 кг масла и 3 кг эмульга- тора) масла и эмульгатора от /н = 20° С до /к = = 60° С- Скрытая теплота плавления эмульгато- ра q = 40 ккал/кг. Нагрев глухим паром при 12-0,5(60-20)4-3-40 абсолютном давлении 3 ата 467 Нагрев глухим паром 10 кг сахарного сиропа от „ „ 10-1 (95—20) /н = 20° С до tK = 95° С 4— L . 4Ь/ Подогрев горячей водой 1000 кг эмульсии в тем- перировочных котлах на 5° С, теплоемкость мар- гариновой эмульсии с =0,44 ккал/(кг-град) 1000-0,44-5-1,1 529 Компенсация тепловых потерь в течение 24 ч ре- зервуаров для приема и хранения жиров. Сум- марная поверхность тепловыделения 600 -и2. Температура жира в резервуарах 40° С, темпера- тура в помещении 20° С. Теплопотери с 1 м2 изолированной поверхности (см. приложение 21) составляет 59 ккал/(м2-ч-град). Потери тепла в сутки 600-59-24 = 850000 ккал. Обогрев резер- вуаров осуществляется горячей водой. Расход пара 850000:529 = 1607 кг/сутки. Расход относят пропорционально расходу жиров на маргарин и кулинарные жиры. При общем расходе жиров в маргариновом цехе 86,9 т в сутки (без сливочного масла, жира, молока и фосфатидов) на производство маргарина расхо- 14 7 4 1 2 5 840 420 240 60 120 300
485
Продолжение табл. 121
Расход пара, кг
Статьи расхода на 1 т в сутки
дуется 47,0 т. Следовательно, расход пара на компенсацию тепловых потерь, относимый на мар- 1607-47 15
86,9-60 900
Нагрев 0,5 м3 воды для мытья оборудования и технологических трубопроводов от /н = 20°С до 500(50—20) ^~50С 574 26 1560
Пропарка оборудования И трубопроводов паром. Расход пара по практическим данным составляет 20 кг/т. Прочие неучтенные расходы равны 10% от учтенных Всего пара на производство маргарина .... 20 10 104 1200 600 6240,
Б. Производство кулинарных жиров
Растопка глухим паром 350 кг животного жира от % = 10° С до /к = 60' С. Теплоемкость жира с = 0,5 ккал/(кг • град). Скрытая теплота плав- 350 [0,5 (60—10) +32J 1,1 47 1880
ления равна 32 467
П одогрев горячей водой 1000 кг жиров в смеси- теле с повышением температуры иа 5° С. Теп- лоемкость смеси жиров с = 0,42 ккал/(кг-град) 1000-0,42-5-1,1 4 160
529 ' .....
Компенсация тепловых потерь резервуаров для приема и хранения жиров согласно приведенно- 1607(86,9-47) му выше расчету. J 86,9-40 17,5 700
Нагрев 0,5 м3 воды для мытья оборудования и технологических трубопроводов и полов от „ 500 (50—20) /н = 20° С до /к = 50° С .... 574 26 1040
Пропарка оборудования и трубопроводов паром (расход пара составляет 10 кг/т) 10 400
Прочие неучтенные расходы 10% от учтенных . . 10,5 420
Всего пара 115 14600
Суммарный расход пара по маргариновому цеху . 10840
486
РАСЧЕТ РАСХОДА ВОДЫ
Расчет расхода воды на технологические нужды цеха по про-
изводству 100 т маргариновой продукции (60 т маргарина и 40 т
кулинарных жиров) в сутки приведен в табл. 122.
Таблица 122
Статьи расхода Расход воды, л3
на 1 пг в сутки
Охлаждение 145 кг молока в регенеративном па- стеризаторе от /н = 50° С до /к = 30° С 145 1 (50-30) 1,1 0,6 36
(25—20) 1000
Мойка оборудования и технологических трубопро- водов (расход воды составляет 0. 5 ,и3//п) . . . 0,5 50
Прочие неучтенные расходы, включая расход на растворение соли, сахара и других ингредиен- тов, 15% от учтенных 0,2 20
Всего . . . 1,3 106
КОМПОНОВКА ОБОРУДОВАНИЯ
| Компоновка оборудования в цехе для производства марга-
| рина мощностью 45 т в сутки по проекту Гипрожира показана
на рис. 119.
Цех размещают в трехэтажном здании производственного
корпуса гидрогенизационно-маргаринового завода. Левым тор-
цом маргариновый цех примыкает к рафинационному. На треть-
ем этаже размещают следующие отделения:
жирохранилище, в котором установлено девять резервуа-
ров 18 для хранения дезодорированных жиров; в этом же отде-
лении находятся аппараты для подготовки эмульгатора и кра-
, сителя;
' отделения для тепловой обработки и для сквашивания моло-
у ка с подсобными службами—бактериологической лабораторией
и помещением для мойки посуды;
отделение для растворения сахара и соли;
отделение для подготовки тары.
Тару, поступающую по галерее третьего этажа из находяще-
гося рядом вспомогательного корпуса, соответственно подготов-
ляют и подъемниками 24 спускают на второй этаж к упако-
вочным автоматам.
На втором этаже размещают оборудование для приготовле-
ния, расфасовки и упаковки маргарина. Все компоненты дози-
487
руют по массе (весу) при помощи автоматических циферблат-
ных весов 19, которые установлены на площадке так, что отве-
шенная смесь компонентов поступает в темперировочные
котлы-смесители 25 самотеком.
Из темперировочных котлов подготовленная грубая эмульсия
насосами подается через промежуточные сборники в насос вы-
сокого давления 28, отсюда полученная эмульсия поступает в
вытеснительные переохладители 29, кристаллизаторы 33 и далее
в расфасовочные автоматы 34. Автоматы 35 служат для укладки
пачек маргарина в картонные короба. При помощи ленточных
транспортеров короба подаются к обандероливающей машине 36,
из которой готовую продукцию по галерее второго этажа направ-
ляют в экспедицию, находящуюся во вспомогательном корпусе.
Рядом с линиями для производства маргарина устанавли-
вают оборудование для выработки кулинарных и кондитерских
жиров. На первом этаже размещают отделение для приемки мо-
лока, поступающего в автоцистернах или в флягах, холодильно-
компрессорное отделение на два аммиачных компрессора про-
изводительностью по 156 тыс. ккал/ч, а также гардероб и другие
обслуживающие помещения. Маргариновый цех занимает поме-
щение размерами в плане 24X24 м, высотой до обреза стены
15,1 м, общей кубатурой 9200 лг. Технико-экономические пока-
затели проекта даны в табл. 123.
Таблица 123
Показатели На мощность
45 т/сутки 1 т) с утки
Кубатура здания (за вычетом рабочих удобств), >и3 Оборудование 7500 167
количество единиц 90 —
масса (вес), т В том числе 76,2 1,7
технологическое, количество единиц 80 —
масса (вес), т 61,9 1,38
холодильное, количество единиц 10 —
масса (вес), т 14,3 0,32
Электродвигатели количество единиц 56 —
Мощность, кет В том числе к технологическому и транспортному обору- дованию 271 6
количество единиц 52 —.
мощность, кет к холодильному оборудованию 133 3
количество единиц 4 —
мощность, кет 138 3
На рис. 120 показана компоновка оборудования маргарино-
вого производства в одноэтажном здании.
488
При расчетной производительности 100 т маргариновой про-
дукции в сутки (60т маргарина и 40 т кулинарных и кондитер-
ских жиров.) для размещения технологического оборудования
и подсобных отделений требуется здание размерами в плане
72X24 м, общей площадью 1872 м2.
'Молоко, поступающее в автоцистернах, принимают и обраба-
тывают в специальном отделении. Пастеризованное молоко пере-
дают для сквашивания в семь танков каждый емкостью 2000 л.
Сквашенное молоко центробежным насосом передается в расход-
ные мешалки 24.
Смесь ингредиентов приготовляют в изолированном помеще-
нии, пол которого поднят над уровнем земли на 1 м. Поступив-
шие со склада ингредиенты — эмульгатор, фосфатиды, красители,
сахар, соль и др. растаривают и затем в соответствующих аппа-
ратах приготовляют растворы. Полученные растворы центробеж-
ными насосами перекачивают в заданном соотношении в расход-
ные мешалки 26, откуда они поступают, в маргариновый цех.
Разнообразные дезодорированные жиры и растопленное жи-
вотное сало хранят по видам в резервуарах 10, установленных
в жирохранилище. При помощи дозирующих насосов 12 в ме-
шалках 13 готовят смесь жиров в соответствии с рецептурой,
установленной для того или иного вида маргарина. В изолиро-
ванном помещении распускают сливочное масло, применяемое
при выработке сливочного маргарина.
Подготовленные составные части маргарина — смесь жиров,
молоко, смесь ингредиентов и в необходимых случаях сливочное
масло (растопленное) —дозируют по объему при помощи много-
плунжерных насосов 27, которые передают все составные части
в темперировочные котлы-смесители 28. Образующуюся в них
грубую эмульсию затем последовательно пропускают через ли-
нию аппаратов для непрерывного производства маргарина, со-
стоящую из насоса высокого давления 31, вытеснительных пере-
охладителей 32, кристаллизаторов 36, расфасовочных автома-
тов 37 и автоматов 38 для укладки пачек в картонные короба.
Всего при производительности 60 т маргарина в сутки в цехе
установлено две автоматические линии производительностью 5 т
в час. В каждой линии имеется по два расфасовочных и по два
укладывающих автомата.
Картонные короба подают к укладывающим автоматам из
подготовительного отделения по ленточному транспортеру 40.
Другой ленточный транспортер 41 служит для подачи коробов
с упакованным маргарином к обандероливающей машине, вы-
дающей готовую продукцию непосредственно в экспедицию.
Кулинарные и кондитерские жиры, выпускаемые в крупной
деревянной таре — в ящиках или бочках, из своих темперировоч-
ных котлов-смесителей 28 подаются в переохладители типа
«Аист».
489
9. Планы и разрезы маргаринового цеха мощностью
45 т в сутки:
осы для молока; 2 — весы для молока; 3 — коробка для
молока: 4 — каплесборник для молока; 5 — фонтанный про-
ль для фляг; 6 — аппарат для безразборной мойки молоч-
рудования; 7 — танки для молока; 8 — подогреватель; 9 —
р-молокоочиститель; 10 — пастеризатор; 11 — теплообменник;
ны для сквашивания молока; 13 - заквасочники; 14 — соле-
гель; 15 — насос для раствора соли; 16 — аппарат для рас-
сахара; /7 — насос для раствора сахара; 18 — резервуары
:ма и хранения жиров; 19 — циферблатные автоматические
компонентов маргарина и кулинарных жиров; 20,— аппараты
творения эмульгатора; 21 — аппарат для приготовления кра-
22 — мерники для растворов соли, сахара, воды; 23 — напор-
>бка для масла; 24 — подъемники; 25 — темперировочные
6 — насосы для эмульсии; 27 — промежуточные сборники:
носы высокого давления; 29 — вытеснительные переохладите-
- распределительный клапан; 31 — мешалка для возврата,
ос для возврата; 33 — кристаллизаторы; 34 — автоматические
ючные машины; 35 — штабелирующие и укладывающие авто-
— обандероливающая машина; 37 — ленточные транспортс-
- аппарат для получения кулинарных и кондитерских жирог;;
ферблатные весы для бочек; -40 — аммиачные компрессоры;
ндеисатор кожухотрубный; 42 — испаритель кожухотрубный;
)сы для рассола; 41 — ресивер жидкого аммиака; 45 — ре
> для рассола; 46 — маслоотделитель; 47 — маслосборник.
24000
По п-п
план 3-го этажа
План Ил этажа
юлока; 2 — аппарат для безразборной мойки
аия; 3 — танки для приемки молока; 4 — сепа-
?ль; 5 — регенеративный пастеризатор; 6 — на'
— танк для сквашивания молока; 8 — заква-
для молока; 10 — резервуары для хранения жи-
ля жиров; 12 — многоплунжерные дозирующие
13 — мешалки для смеси жиров; 14 — аппарат
очного масла; 15 — аппарат для роспуска сли-
аппарат для растворения эмульгатора; 17 — ап-
1Я ‘ фосфатидов; 18 — аппарат для приготовления
для масла; 20 — насос для жирсодержащих
компонентов: 21 — аппарат для растворения соли; 22 — аппарат
для растворения сахара; 23 — насос для раствора соли; 24 — темпе-
рнровочные мешалки для молока; 25 — насос для раствора сахара;
26 — мешалки-для смеси компонентов; 27 — многоплуижерные дози-
рующие насосы для маргариновой продукции; 28 — темперировочные
котлы-смесители; 29 — насосы; 30 — промежуточные сборники; 31 —
насосы высокого давления; 32 — вытеснительные переохладители,
33 — распределительные клапаны; 34 — мешалки для возврата;
35 — насосы для возврата; 36 — кристаллизаторы для маргарина;
37 — автоматические расфасовочные машины; 38 — штабелирующие и
укладочные автоматы; 39 — обандероливающая машина; 40 — тран-
спортер для подачи картонных заготовок; 41 — транспортер для упа-
кованного маргарина; 42 — рольганги для бочек; 43 — весы ци-
ферблатные; 44 — переохладители для кулинарных и кондитерских
жиров; 45 — кристаллизатор для кулинарных жиров, направляемых
на мелкую расфасовку; 46 — автоматическая расфасовочная машина
для кулинарных жиров; 47 — роликовый транспортер; 48 — компрес-
соры аммиачные; 49 — конденсатор кожухотрубный; 50 — испаритель
кожухотрубный; 51 — насосы для рассола; 52 — ресивер для жидкого
аммиака; 53 — резервуар для рассола; 54 — маслоотделитель;
55 — маслосборник.
<0^9
24000
''
78000
Помещен
подгогт
дервЬян
тар,
I — цистерна для молока; 2 — аппарат для безразборной мойки
молочного оборудования; 3 — танки для приемки молока; 4 — сепа-
ратор молокоочиститель; 5 — регенеративный пастеризатор; 6 — на-
сосы для молока; 7 — танк для сквашивания молока; 8 — заква-
сочнчки; 9 — насосы для молока; 10 — резервуары для хранения жи-
ров; 11 — насосы для жиров; 12 — многоплунжериые дозирующие
насосы для жиров; 13 — мешалки для смеси жиров; 14 — аппарат
для разрезания сливочного масла; 15 — аппарат для роспуска сли-
вочного масла; 16 — аппарат для растворения эмульгатора; 17 — ап-
парат для растворения фосфатидов; 18 — аппарат для приготовления
краски; 19 — мерник для масла* 20 — насос для жирсодержащих
Рис. 120. Планы маргаринового цеха мощностью 100 т в сутки:
компонентов: 21 — аппарат для растворения соли; 22 — аппарат
для растворения сахара; 23 — насос для раствора соли; 24 — темпе-
рировочные мешалки для молока; 25 — насос для раствора сахара;
26 — мешалки-для смеси компонентов; 27 — многоплунжерные дози-
рующие насосы для маргариновой продукции; 28 — темперировочные
котлы-смесители; 29 — насосы; 30 — промежуточные сборники; 31 —
насосы высокого давления; 32 — вытеснительные переохладители,
33 — распределительные клапаны; 34 — мешалки для возврата;
35 — насосы для возврата; 36 — кристаллизаторы для маргарина;
37 — автоматические расфасовочные машины; 38 — штабелирующие и
укладочные автоматы; 39 — обандероливающая машина; 40 — тран-
спортер для подачи картонных загот
кованного маргарина; 42 — рольган
ферблатные; 44 — переохладители дл
жиров; 45 — кристаллизатор для к
на мелкую расфасовку; 46 — автом;
для кулинарных жиров; 47 — ролик<
соры аммиачные; 49 — конденсатор
кожухотрубиый; 51 — насосы для ра<
аммиака; 53 — резервуар для рг
55 — маслос
Деревянную тару, подготовленную в отдельном помещении,
подвозят к роликовому транспортеру 42, который автоматически
подает ее под налив. Готовую продукцию передают в экспеди-
цию. Для выпуска кулинарных жиров в расфасованном виде
предусмотрена специальная линия автоматов.
Для улучшения санитарного состояния маргаринового цеха
производство кулинарных и кондитерских жиров, выпускаемых
в крупной таре, выделено в отдельное помещение. В торце цеха
размещают холодильно-компрессорное отделение, в котором
установлено два вертикальных аммиачных компрессора со всем
вспомогательным оборудованием мощностью 500 тыс. ккал/ч.
Приведенная компоновка показывает принципиальную воз-
можность размещения маргаринового производства в одноэтаж-
ном здании. Решение этой задачи облегчается применением мно-
гоплунжерных дозирующих насосов для составления рецептуры
маргариновой продукции, поскольку самотек в этом случае не
является обязательным. Примерные технико-экономические пока-
затели проекта приведены в табл. 124.
Таблица 124
Показателя На мощность
100 т'сутки 1 т'сутки
Кубатура здания, .и3 12000 120
Оборудование количество единиц 124
общая масса (вес) оборудования 132 1,32
В том числе 1ехнологнческое количество единиц 114
общая масса (вес), т 113,7 1,14
холодильное количество единиц 10 —
общая масса (вес), т 18,3 0,18
Электродвигатели количество единиц 109 —
мощность, кет ’ 419 4,2
В том числе к технологическому и транспортному обору- дованию количество единиц 105
мощность, кет ............. 226 2,3
к холодильному ’ количество единиц ? 4 —
мощность, кет 193 1,9
490
ПРИЛОЖЕНИЯ
Приложение 1
Плотность жирных кислот в «г/лг3 при различной температуре
Темпе- ратура, °C Кислоты
каприновая С8Н10СООН лауриновая СцНгзСООН миристи- новая С13Н27СООН пальмити- новая с15н31соон стеариновая с17н55соон олеиновая С17НзаСООН
20 896,9 889,4 — — — 904,2
40 882,3 875,1 — — — 890,6
60 867,7 861,9 857,9 — — 877,0
70 860 4 854,8 850,9 848,3 845,7 870,2
80 853 ’ 1 847,7 843,9 841,4 839,0 863,4
100 838 5 833,5 829,9 827,6 825,6 849,8
190 823 9 819,3 815,9 813,8 812,2 836,2
130 816,1 812,2 808,9 806,9 805,5 829,4
140 809,3 805,0 801,9 800,0 798,8 822,6
150 802,0 798,0 794,9 793,1 792,1 815,8
160 794,7 790,9 787,9 786,2 785,4 809,0
170 787,4 783,8 780,9 779,3 778,7 802,2
180 780,1 776,7 773,9 772,4 772,0 795,4
190 772,8 769,6 766,9 765,5 765,3 788,6
200 765,5 762,5 759,9 758,6 758,6 781,8
210 758,2 755,4 752,9 751,7 751,9 775,0
220 750,9 748,3 745,9 744,8 745,2 768,2
230 743,6 741,2 738,9 737,9 738,5 761,4
240 736,3 734,1 731,9 731,0 731,8 754,6
250 729,0 727,0 724,9 724,1 725,1 П р и л о ж 747,8 е н и е 2
Плотность и коэффициент объемного расширения жирных кислот
и однокислотных глицеридов [31}
Наименование жирных кислот Температура, Плотность, Коэффициент объемного
и глицеридов °C Кё/М3 расширения 105 1/°С
Жидкие жирные кислоты
Масляная 50,3 929,2 99
Капроновая 80,0 875,1 89
Каприловая 80,0 861,5 79
Каприновая 80,0 853,1 73
Лауриновая 80,0 847,7 —
Миристиновая 80,0 843,9 —
Пальмитиновая 80,0 841,4 69
Стеариновая 80,0 839,0 67
Олеиновая 60,0 ЬЬЗ, 4 68
Однокислотные глицериды
Трикаприн . 80,0 891,3 73
Трилаурин Тримиристин 80,0 80,0 880,1 872,2 71 69
Трипальмитин 80,0 866,3 о/
Тристеарин Триолеин 80,0 25,0 863,2 907,8 67 68
491
Приложение 3
Молекулярные объемы жирных кислот (см3 [г моль) [30]
Кислоты Температура, °C
0 20 80
вычис- ленные получен- ные экспери- ментально вычис- ленные получен- ные экспери- ментально вычис- ленные
Муравьиная . 37,71 40,51
Уксусная .— 57,21 57,4 61,11 63,38
Пропионовая — 74,55 74,29 79,68 80,63
Масляная 87,91 91,93 91,18 97,95 97,88
Валериановая — 108,69 108,07 115,33 115,13
Капроновая 122,74 125,04 124,96 132,67 132,38
Энантоновая .— 141,89 141,85 150,07 149,63
Каприловая 155,94 158,57 158,74 167,30 166,88
Пеларгоновая — 174,53 175,63 184,50 184,13
Каприновая 188,98 — 201,8 201,38
Ундекановая — — — 218,9 218,63
Лауриновая 221,30 — — 236,29 235,88
Тридекановая — — — 253,27 253,13
Миристиновая 253,76 — — 270,41 270,38
Пентадекановая — — — 287,61 287,63
Пальмитиновая 285,99 — — 304,56 304,88
Маргариновая — — — 321,9 322,13
Стеариновая 318,48 -— — 338,85 339,39
Олеиновая 312,1 — — — —
Приложение 4
Температура кипения жирных кислот (в °C) в зависимости от давления
Давление, мм рт. ст. Число углеродных атомов в молекуле кислоты
Се 1 с’ | Се | С9 | с„ Сн | с„ С13 СМ
0,001 37,02 45,82 54,12 62,26 70,06
0,002 42,27 51,16 59,55 67,77 75,66
0,005 49,70 58,72 67,23 75,57 83,57
0,01 46,38 55,86 65,00 73,62 82,07 90,17
0,02 52,81 62,42 71,69 80,43 89,00 97,22
0,05 62 12 71,94 81 40 90,33 99,07 107,46
0,1 48,48 59,34 69,55 79,54 89,16 98,24 107,14 115,67
0,2 56,25 67,36 77,72 87,90 97,70 106,96 116,02 124,72
0,5 67,31 78,72 89,37 99,83 109,91 119,41 128,73 137,67
1 63,98 76,43 88,10 98,99 109,68 119,99 129,72 139,25 148,39
2 73,54 86,29 98,25 109,41 120,37 130,93 140,89 150,66 160,02
5 87,51 100,72 113,11 124,66 136,02 146,96 157,28 167,39 177,09
10 99,21 112,81 125,45 137,45 149,14 160,40 171,02 181,43 191,42
20 112,01 126,04 139,19 151,47 163,52 175,14 186,10 196,84 207,14
50 130,96 145,64 159,40 172,25 184,86 197,02 208,49 219,72 230,50
100 146,85 162,14 176,43 189,76 202,86 215,48 227,38 239,05 250,23
200 164,83 180,71 195,59 209,47 223,10 236,24 248,64 260,78 272,43
500 191,85 208,67 224,44 239,16 253,61 267,54 280,68 293,56 305,91
760 205,91 223,25 239,50 254,67 269,57 283,93 297 48 310,75 323,49
492
Продолжение приложения 4
Давление, мм рт. ст. Число углеродных атомов в молекуле кислоты
С„ с„ С17 С18 С19 । С2о С21 С22 С,4
0,001 77,70 85,01 92,31 99,12 105,93 112,57 119,04 125,52 137,80
0,002 83,38 90,76 98,14 105,02 111,89 118,60 125,15 131,69 144,10
0,005 91,44 98,89 106,38 113,36 120,34 127,15 133,70 140,42 153,02
0,01 98,10 105,69 113,28 120,34 127,41 134,31 141,03 147,76 160,52
0,02 105,26 112,96 120,65 127,82 134,99 141,98 148,80 155,62 168,56
0,05 115,67 123,53 131,38 138,70 146,02 153,16 160,12 167,08 180,29
0,1 124,02 132,01 140,00 147,45 154,89 162,16 169,23 176,32 189,76
0,2 133,23 141,38 149,52 157,10 164,69 172,09 179,31 186,53 200,22
0,5 146,42 154,78 163,15 170,95 178,74 186,35 193,76 201,18 215,25
1 157,33 165,89 174,45 182,42 190,39 198,17 205,76 213,54 227,73
2 169,19 177,96 186,73 194,90 203,07 211,04 218,81 226,58 241,33
5 186,58 195,66 204,75 213,21 221,67 229,93 237,98 246,03 261,30
10 201,19 210,54 219,88 228,60 237,31 245,80 254,09 262,38 278,10
20 217,23 226,87 236,52 245,51 254,49 263,26 271,81 280,36 296,58
50 241,06 251,15 261,24 270,64 280,05 289 22 298,16 307,11 324,08
100 261,19 271,67 282,14 291,90 301,67 311,19 320,48 329,76 347,38
200 283,84 294,74 305,65 — — .— — — —
500 318,00 — — — — — — — —
760 — — — — — — — — —
Приложение 5
Температура кипения и парциальное давление паров
жирных кислот с присадкой острого пара и без присадки [32]
Дистилляция
при остаточном Давлении в кубе, мм рт. ст.
Жирные кислоты
Каприловая...............
Лауриновая ..............
Миристиновая.............
Пальмитиновая............
Стеариновая .............
Арахидоновая.............
172,3
200,3
228,4
256,4
284,5
312,5
5 10
с присадкой О с присадкой О
7% острого 0 Ю% СТрО- о
пара гг го пара СЧ*
5 с
. < ф 9$ © g*g Ф з- со “ Ф,& о
и CD Е § S х Е
СЧ s S s н © S S и О
* * О О. 5Й © сх
ьное аров тот, ст- гура них °C СЧ Ч ь- О Н * S ф а о А а сч * Е- S о сч 5 £ 0 н * s
5 Е Ф • сч Е, - О-S Е- СЧ кг Е СЧЙ < § S-H сх а р
= ф а = <D Е О Ф ± СЧ S 2 s Е ° Ф о Е . е; CD £ сч с = ф
схх х ~ S к о S 6® CD CD Ф 2 К CD 2 К®
га ф з Ф S S ф 5 9* CD S S ф 5 9-
Е е; да 2S Н I ь X с С Я •£ f- E Я ь к с
3,0 118 136 4,84 136 149
2,72 145 157 4,47 156 171
2,56 165 177 4,15 175 193
2,4 185 196 3,87 191 211
2,3 200 213 3,63 208 230
2,17 212 230 3,42 223 246
49»
Приложение 6
Вязкость некоторых жидких жирных кислот (в спз) при различной
температуре J31J
Температура, °C Кислоты
олеиновая пальмитиновая стеариновая
20 38,80
25 27,64 — —
30 23,01 — —
35 19,46 — —
45 14,08 — —
60 9,41 — —
74 — 7,17 —
90 4,85 — —
91,3 — 4,80 —
100,7 — — 4,56
111,4 —. 3,28 —
115,9 —. — 3,43
127,5 —. 2,49 —
130,3 — — 2,67
144,0 — 1,94 —
Приложение 7
Поверхностное натяжение некоторых жирных кислот
Жирные кислоты Температура, °C Поверхностное натяжение О' (дин/см)* по отношению к
воздуху воде
Каприловая 18,1 28,82. 8,217
Олеиновая 20.0 32,50 15,59
Рицинолевая 16,0 35,81 14,25
* дин!см— 10~3 кг/сек2.
Поверхностное натяжение индивидуальных жирных кислот по отношению
к воздуху при 20° С можно вычислить с точностью, достаточной для техниче-
ских расчетов, по уравнению
о = (5 • Р40—1,5)0,01 кг/сек2,
где р|°—плотность жирных кислот при 20° С, приведенная к плотности
воты при 4°С.
494
Приложение 8
Характеристика индивидуальных жирных кислот,
полученных различными методами [33]
Индивидуальные жирные кислоты Число углеродных атомов в молекуле жирной кислоты Содержание индиви- дуальной кислоты в готовом продук- те, % вес. Сырье Метод получения индивидуальной кислоты
Капроновая С6 90—95 Кокосовое масло Ректификация
Каприновая С8 90—95 То же То же
Каприловая Сщ 90—95 »
Лауриновая С12 90—98 » »
Миристиновая с14 90—95 »
Пальмитиновая .... с16 90—93 Пальмовое масло
Стеариновая С18 90—92 Сало животное Кристаллизация и
ректификация
Арахидоновая см 90—95 Арахисовое масло Ректификация
То же С20 90 Рыбий жир Гидрогенизация и
ректификация
Бегеновая 90—95 Рапсовое масло и То же
рыбий жир
Олеиновая С18 90 Сало животное Кристаллизация и
ректификация
Олеиновая и липолевая С18 90—95 Хлопковое масло Ректификация
То же . С18 90 Талловое масло То же
Олеиновая, линолевая и
линоленовая .... С18 90—97 Соевое масло
То же с18 90—97 Льняное масло »
Эруковая ....... С22 90—92 Рапсовое масло
495
Ппилпжен и е 9 * Продолжение приложения 9
Равновесные составы для бинарных смесей жирных кислот ППи ПЛГТППЦНПМ aanlAUWW МтИПСЙТАЛкИЙ Я .TM»TVUPCTk К-ИГ.ППТ ЛППАЛАПАйЯ J Относительная Концентрация легколетучего компонен- та, % моль
экспериментально) [32] Температура, °C a в жидкой фазе х з паровой фазе у
Температура, °C Относительная летучесть Концентрация легколетучего компонен- та, % моль Каприновая — p = 3,6 каприловая кислоты мм рт. ст.
в жидкой фазе х в паровой фазе у
С8 125,6 122,9 120,5 116,3 112,7 109,8 107,4 105,3 103,2 101,3 99,6 98 с6 с8 147,7 145,3 142,9 138,8 135,2 132,1 129,3 126,8 124,6 122,6 120,8 111,9 с6 с8 176,5 173,9 171,4 167,1 163,5 160,4 157,7 155,0 • 152,7 150,6 148,8 147,0 св 496 Капроновая — р = 10 3,44 3,48 3,53 3,63 3,72 3,82 3,91 3,93 3,86 3,72 3,55 3,38 р = 30 3,09 3,15 3,20 3,30 3,41 3,51 3,61 3,64 3,57 3,40 3,23 3,06 р = 100 2,66 2,71 2,76 2,87 2,98 3,09 3,20 3,25 3,18 3,02 2,84 2,68 кап мм мм мм риновая кислоты рт. ст. 0,0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 рт. ст. 0,0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 / рт. ст. 0,0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0,0 15,5 28,2 47,6 61,5 71,4 79,6 85,5 90 93,7' 97 100 0,0 14,2 26,2 45,2 59,4 70,1 78,3 84,5 89,3 93,1 96,7 100 0,0- 12,5 23,5 41,8 56,1 67,4 76,2' 83,0 88,1 92,4 96,4 mg i j I 1 li Сю 131,9 130,0 128,0 .124,7 .121,8 119,5 117,3 115,4 113,6 112,0 110,6 109,3 c8 Cio 163,3 161,3 159,4 155,9 153,0 150,4 148,1 145,9 144,0 142 2 140,6 .139,1 c8 Cio '202,5 .200,5 198,8 195,2 192,1 189,3 186,6 184,3 182,2 180,2 178,2 . 176,5 c8 /32 Заказ 1236 3,18 3,20 3,24 3,29 3,34 3,39 3,44 3,48 3,48 3,41 3.33 3,21 p = 20 2,91 2,93 2,96 3,01 3,06 3,11 3,16 3,20 3,20 3,13 3,05 2,96 p = 100 2,45 2,47 2,55 2,50 2,60 2,65 2,70 2,74 2,74 2,67 2,59 2,50 МЛ мл 0,0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 рт. ст. 0,0 , 5 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 рт. ст. 0,0 5 10 20 30 40 50 60 70 80 , 90 100 0,0 14,4 21,5 45,1 58,9 69,3 77,5 83,9 89,0 93,2 96,8 100 0,0 13,4 24,7 42,9 56,7 67,4 78,6 82,8 88,2 92,6 96,5 100 0,0 11,5 21,7 38,9 52,6 63,8 72,8 80,4 86,5 91,4 95,9 100 497
Продолжение приложения 9
Концентрация . легколетучего компонен-
та, % моль
Температура, °C
Относительная
летучесть
а
в жидкой фазе х
в паровой фазе у
Каприловая — лауриновая кислоты р = 3,6 мм рт. ст.
с12
151,4 2,69 0,0 0,0.
149,6 2,70 5 12,5
148,0 2,73 10 23,2
144,9 2,76 20 40,9'
142,2 2,80 30 54,9.
139,8 2,83 ' 40 65,4
137,8 2,86 50 74,1
136,0 2,88 60 81,2-
134,3 2,87 70 87,0.
132,7 2,83 80 91,9.
131,3 2.76 90 961
130,1 2,67 100 юо’
С19 Р = 20 мм рт. ст.
С12
186,0 2,44 0,0 0 0,
184,2 2,46 5 11,5.
182,5 2,48 10 21,6
179,5 2,52 20 38,5.
176,6 2,55 30 52 2
174,3 2,58 40 63’2
172,1 2,61 50 72,0
170,0 2,62 60 79,7
168,0 2,62 70 85’9
166,3 2,58 80 91’2
164,8 2,51 90 95’7
163,4 Сю 2,42 100 юо’
Р = 100 м м р. ст.
с13
227,0 2,16 0,0 0,0
225,2 2,18 5 ю’з
223,5 2,20 10 19’,6 35,8 49,3 60,5 70,0 77,9 84,5 90 2
220,4 2,24 1 20
217,2 2,27 30
214,3 2,30 40
211,9 2,33 50
209,5 2,35 60
207,6 2,34 70
205,9 2,30 80
204,1 202,5 Сю 2,23 2,14 90 100 . 95.; 2. 100
498
Продолжение приложения 9
Температура, °C
Относительная
летучесть
а
Концентрация легколетучего компонен-
та, % моль
в жидкой фазе х в паровой фазе у
Лауриновая — миристиновая кислоты
р — 2,8 мм рт. ст.
C-н
166,3 2,48 0,0 0,0
164,7 2,50 5 11,6
163,2 2,52 10 21,9
160 4 2,55 20 38,9
158 0 2,57 30 52,4
155,9 2,60 40 63,4
154,0 2,62 50 72.3
152,5 2,63 60 79,8
150,9 2,64 70 86,0
149,5 2.61 80 91,2
148,2 2,58 90 95,9
147,0 С12 С14 2,55 100 р = 10 мм рт. ст. 100
191,3 2,33 0 0 0,0
189,8 2,34 5 11,0
188,9 2,35 10 20,7
185,5 2,38 20 37,3
183,1 2,40 30 50,7
180,8 2,42 40 61,8
178,8 2,45 50 71,0
177,0 2,46 60 76,7
175,2 2,47 70 85,2
173,7 2,44 80 90 7
172,4 2,41 90 95,6
171,0 Ста 2,39 100 р = 50 мм рт. ст. 100
^14 230 5 2,22 0,0 0,0
229 0 2,23 5 10,5
227,4 2,24 10 19,9
224 4 2,26 20 36,2
221,8 2,27 30 49,3
219,4 2,29 40 60,4
217,2 2,31 50 69,8
215,1 2,32 60 77,7
213,1 2,34 70 84.5
211,4 2,35 80 90.3
209,8 2,37 90 95.5
208,2 2,39 100 100
С] 2
32*
499
Продолжение приложения 9
Температура, °C Относительная летучесть а Концентрация легколетучего компонен- та, % моль
в жидкой фазе х в паровой фазе у
Миристиновая — пальмитиновая кислоты
р = 2,8 мм рт. ст.
184,4 2,37 о,о 0,0
183,0 2 39 5 П,1
181,7 2,39 10 21
179,2 2,41 20 37,6
177,0 2,43 30 51,0
175,1 2,45 40 62,0
173,3 2,47 50 71,2
171,8 2,49 60 78,9
170,3 2,49 70 85,3
168,9 2,47 80 90,9
167,6 2,43 90 95,7
166,4 2,38 100 100
С14
р = 10 мм рт. ст.
с16 210,6 209,1 2,31 2,32 0 0 5 0,0 10,9
207,8 2 33 10 20,6
205,3 2,35 20 37,0
203,0 2,37 30 50,5
201,0 2,39 40 61,4
199,1 2,40 50 70,6
197,3 2 42 60 78,4
195,7 2,44 70 85,1
194,1 2,45 80 90,7
192,7 2,47 90 95,7
191,3 С14 2,48 100 100
р = 50 мм рт. ст.
с16 251 249,5 2,05 2,06 0,0 5 0,0 9,8
248,0 2,07 10 18,7
245,4 2,08 20 34,2
243,0 2,10 30 47,4
240,8 2,П 40 58,4
238,8 2,12 50 68
236,8 2,13 60 76,2
235,0 2,14 70 83,3
233,3 2,15 80 89,6
231,8 2,16 90 95,1
230,5 2,17 100 100
С14
500
Приложение 10
Равновесные составы бинарных смесей жирных кислот
при остаточном давлении 4 мм рт. ст.
Температура, °C Относительная летучесть а Концентрация легколетучего компонен- та, % моль
рассчитана по упруго- сти рассчитана из измерен- ного весового равновесия в жидкой фазе в паровой фазе у
рассчитанная замеренная
Лауриновая — миристиновая кислоты (по Манику, Алену и Марле)
С12 154 3,03 100 100 100
156 3,0 4,04 84 94 95,5
159 2,96 2,48 67,4 85,9 83,7
162 2,91 2,47 51,4 75,4 72,1
164 2,88 2,09 43,5 68,9 61,7
169 2,81 1,59 23,4 46,1 32,7
169 2,81 1,83 22,1 44,4 34,2
174 Сц 2,75 (по Вильям о,о у и Осборну) 0,0 0,0
С 12 154 3,03 100 100 100
156 3 0 3,47 94,9 94,8 84,0
159 2,96 2.42 84,8 82,1 65,5
162 2,91 2,19 73 5 67,8 49,0
162,5 2,90 2,34 75,3 71,1 51,3
165,5 2,86 2,01 61,0 53,2 36,1
169 2,81 1,86 44,9 35,0 22,5
174 2,75 — 0,0 0,0 0,0
Миристиновая — пальмитиновая кислоты
(по Вильяму и Осборну)
С14 174 2,71 100 100 100
176,5 2,69 2,45 93,3 92,8 84
179 2,66 2,22 81,9 79,0 62,9
181 2 64 1,98 72,7 67,1 50,2
185 2,59 2,12 52,9 48,0 30,3
188 2,56 2,23 32,8 29.8 16,0
190 2,53 1,89 10,4 8.0 4,4
192 с16 2,51 — 0 0 0 4
Пальмитиновая — стеариновая кислоты
(по Вильяму и Осборну)
с16 192 2,50 100 100 100 —
194 2,48 2,62 74,0 87,5 88,2 р.
198 201 2,44 2,42 2,08 2,14 53,0 38,1 73,2 59,8 70,1 56,8 0
205 2,38 2,14 20,0 37,3 34,9 5306
207 2,365 1,77 6,5 15,5 12,5 5432
207,5 2,36 1,69 — 14,1 10,5 5547
209 2,35 — 0,0 0,0 0,0 5641
с18 3782
501
503
Приложение 11
Температура кипения водных растворов глицерина
при различных концентрациях и давлениях [15]
Содержание глице- роля в растворе, % Давление, мм рт. ст.
40 100 1 50 200 250 300 350 400
0 34,0 51,6 60,1 66,4 71,6 75,9 79,6 82,9
10 34,4 52,1 60,7 67,0 72,3 76,6 80,3 83,7
20 34,9 52,7 61,3 67,7 73,0 77,3 81,1 84,4
30 35,5 53,4 62,1 68,6 73,8 78,2 82,0 85,3
40 36,4 54 4 63,1 69,5 74,9 79,3 83,1 86,4
50 37,5 55,7 64,5 71,1 76,4 80 9 84,8 88,2
60 39,5 58,0 66,9 73,5 79,0 83,5 87,4 90,9
70 43,0 61,7 70,8 77,6 83,1 87,7 91,7 95,2
80 49,1 68,2 77,4 84 3 90,0 94,6 98,7 102,3
90 59,5 80,2 90,3 97,7 103,9 109,1 113,5 117,4
Продолжение приложения 11
Содержание глице- роля в растворе, % Давление, мм рт. ст.
450 500 550 600 650 700 760
0 85,9 88,7 91,2 93,5 95,7 97,7 100
10 86,7 89,5 92,0 94,3 96,8 98,6 100,9
20 87,5 90,3 92,9 95,2 97,4 99,5 101,8
30 88,4 91,3 93,8 96,2 98,4 100,4 102,8
40 89,5 92,4 95,0 97,3 99,6 101,7 104,0
50 91,3 94,2 96,8 99,2 101,5 103,6 106,0
60 94,1 97,0 99,7 102,1 104,4 106,6 109,0
70 98,4 101,4 104,1 106,6 109,0 111,1 113,6
80 105,6 108,7 111,4 113,9 116,3 118,5 121,0
90 121,0 124,4 127,4 130,2 132,8 135,2 138,6
502
Приложение 12
Упругость паров глицероля при различной температуре [27]
Температура, °C Упругость, мм рт. ст. Температура, °C Упругость, мм рт. ст.
50 0,0025 160 7,4
60 0,0067 170 12,1
70 0,017 180 18,3
80 0,041 185 23,0
90 0,093 190 30,3
100 0,195 200 46,0
120 0,74 208 60,0
130 1,35 220,1 100
140 2,43 240 200
150 4,3
Приложение 13
Коэффициент объемного расширения глицерина [15]
Содержание глицерина, % Интервал температур
15—20° С /3.1 (?4 15—25° С /3-1 О4 20—25° С /3-1 о4
- 100 6,15 6,15 6,15
97,5 6,20 6,15 6,05
95 6,15 6,15 6,15
90 6,10 6,15 6,20
80 6,20 6,15 6,10
70 5,80 5,70 5,65
60 5,40 5,45 5,50
50 4,85 4,95 5,10
40 4,30 4,35 4,45
30 3,70 3,85 4,00
20 3,00 3,15 3,25
10 2,30 2,65 2,80
Приложение 14
Теплоемкость глицериновой воды при различных температуре
и концентрации глицероля в ккал/(кг град)
Темпера- тура, °C Концентрация глицероля, % вес.
10 20 30 40 50 60 70 80 86
30 0,9557 0,9164 0,873 0,8298 0,7865 0.7432 0,6999 0,6566 0,6306
40 0,961 0,9193 0,877 0,8356 0,7938 0,75196 0,7101 0 6683 0,6432
50 0,9625 0,922 0,882 0,8410 0,8005 0,8600 0,7195 0,6790 0,6547
60 0,9656 0,9272 0,8858 0,8464 0,8070 0,7676 0,7232 0,6888 0,6641
70 0,9679 0,930 0,8872 0,8536 0,8155 0,7773 0,7392 0,7011 0,6782
503
Продолжение приложения 14
Темпера- тура, °C Концентрация глицероля, % вес.
10 20 30 40 50 60 70 80 86
80 0,97 0,934 0,8969 0,8602 0,8214 0,7868 0,7501 0,7134 0,6914
90 0,973 0,937 0,9013 0,8654 0,8295 0,7936 0,7577 0,7218 0,7003
100 0,976 0,942 0,908 0,8686 0,840 0,806 0,772 0,738 0,7176
НО 0,9787 0,9436 0,9120 0,8832 0,8454 0,8120 0,7787 0,7454 0,7254
120 0,9825 0,950 0,9175 0,8850 0,8510 0,8188 0,7866 0,7544 0,7350
130 0,9886 0,957 0,9257 0,8942 0,8628 0,8313 0,7999 0,7685 0,7496
140 0,9935 0,962 0,9305 0,8990 0,8675 0,8360 0,8045 0,7730 0,7541
150 1,00 0,9716 0,941 0,9112 0,8810 0,8508 0,8206 0,7904 0,7723
160 1,01 0,982 0,953 0,9240 0,895 0,866 0,837 0,808 0,7906
170 1,019 0,990 0,9613 0,9324 0,9035 0,8746 0.8457 0,8168 0,7995
180 1,028 0,9996 0,9709 0,9422 0,9135 0,8848 0,8561 0,8274 0,8102
190 1,038 1,010 0,9822 0,9542 0,9263 0,8984 0,8704 0,8425 0,8267
200 1,05 1,020 0,9946 0,9668 0,9390 0,9112 0,8834 0,8556 0,8389
210 1,0714 1,0427 1,0141 0,9855 0,9568 0 9282 0,8995 0,8709 0,8537
.220 1,081 1,052 1,023 0,994 0,965 0,936 0,907 0,878 0,8606
Теплоемкость глицериновой воды подсчитана по уравнению
асг Ц- Ьев л
с =---------- ккал/{кг град),
тде а и b — процетное содержание по массе (весу) глицероля и воды при
данной температуре;
гг и св — теплоемкость глицероля и воды при данной температуре.
Приложение 15
Коэффициент теплопроводности X глицериновой воды в ккал/(м-ч-град)
Содержание в глицериновой Температура в °C
воде, ?о вес.
глицероля | воды 10 | 20 I 30 | 40 | 50 60 70 80
5 95 0,4788 0,4932 0,5040 0,5184 0,5292 0,5436 0,5544 0,5648
10 90 0,468 0 4788 0,4932 0,504 0,5148 0,5256 0,5364 0,5472
15 85 0,45 0,4608 0,4716 0,4824 0,4932 0,504 0,5144 0,5256
20 80 0,4356 0,4464 0,4572 0,4644 0,4752 0,4860 0,4968 0,5076
25 75 0,4212 0,4284 0,4392 0,45 0,4572 0,468 0,4752 0,4860
30 70 0,4032 0,4140 0,4212 0,432 0,4392 0,4464 0,4536 0,4644
35 65 0,3924 0,3996 0 4104 0,4176 0,4248 0,432 0,4392 0 4464
40 60 0,3780 0,3852 0,3888 0,396 0,4032 0,4104 0,4176 0,4248
45 55 0,3672 0,3708 0,3780 0,3816 0,3888 0,396 0,3996 0,4068
50 50 0,3492 0,3564 0,36 0,3636 0,3708 0,3744 0,3780 0,3852
55 45 0,3384 0,3420 0,3456 0,3528 0,3564 0,36 0,3636 0,3672
60 40 0,324 0,3276 0,3276 0,3312 0,3348 0,3384 0,3420 0 3456
65 35 0,3096 0,3132 0,3168 0,3204 0,3204 0,324 0,324 0,324
70 30 0,3024 0,3024 0,3060 0,3060 0,3096 0,3096 0,3132 0,3132
75 25 0,288 0,2916 0,2916 0,3052 0,3052 0,3052 0,3052 0,3052
80 20 0,2772 0,2808 0,2808 0,2808 0,2844 0,2844 0,2844 0,2844
85 15 0,2664 0,2664 0,2664 0,2644 0,2664 0,2664 0,27 0,27
90 10 0,2592 0,2592 0,2592 0,2592 0,2592 0,2592 0,2592 0,2628
95 5 0,252 0,252 0,252 0,252 0,252 0,252 0,252 0,252
504
Приложение 16
Абсолютная вязкость глицериновой воды при различных температурах
и концентрации qg 104, кг-сек/м2
Содержание в глицерино- вой воде, % вес.' Т емпература , °C
глицероля ВОДЫ 20 30 40 50 00 70 80 90 100
10 90 1 34 1,05 0,84 0,69 0,586 0,509
20 80 1,79 1,385 1,09 0,895 0,745 0,647 -
30 70 2,55 1,91 1 49 1,18 0,975 0,834 0,705
40 60 3,79 2,765 2,37 1,65 1,32 1,11 1,0 0,776 0,68
50 50 6 12 4,3 3,16 2,42 1,89 1,56 1,28 1,07 0,93
60 40 п,о 7,05 5,0 3,69 2,8 2,25 1,8 1,49 1,25
65 35 14 9 9,66 6,66 4,79 3,59 2,85 2,24 1,82 1,52
70 30 22,06 13,82 9,22 6,48 4,76 3,7 2,84 2,29 1,89
75 25 34 8 20,78 13,3 9,06 6,48 4,91 3,72 2,94 2,38
80 20 58,93 33,2 20,3 13,3 9,24 6,8 5,02 3,95 з,и
85 15 106,8 56,9 32,8 20,8 13,9 9,8 7,14 5,4 - 4,07
90 10 214,7 106,8 58,8 34,9 22,1 15,2 10,78 7,77 5,88
Приложение 17
Физические свойства жидкого глицероля [27]
Темпера- Йтура, Ц °С Ида Показатели
1 плотность р, кг/м* теплоемкость с, ккал/(кг -град) коэффициент теплопроводнос- ти X, ккал/(м-ч-град) ВЯЗКОСТЬ температуро- проводность а- 1 О4, ж2/ч критерий Прандтля Рг
абсолютная • (динамичес- кая) Гр 104, сек-кг/м2 кинематичес- кая 10е, м2/сек
Г 20 1260 0,56 0,224 — — — —
’’ 60 1239 0,61 0,24 102 80,8 3,2 909
80 1224 0,64 0,248 35,7 28,6 3,2 322
100 1207 0,67 0,3 13,2 10,8 3,7 105
120 1188 0,69 0,31 5,3 4,4 3,8 41,9
140 1167 0,71 0,314 1,87 1,6 3,8 15,2
160 1143 0,75 0,321 1,02 0,86 3,9 8,2
180 1117 0,77 0,33 0,46 0,39 3,9 3,6
200 1090 0,80 0,338 0,22 0,20 3,9 1,95
220 1059 0,82 0,342 0,102 0,09 4,0 0,83
240 1025 0,85 0,4 0,061 0,06 4,6 0,4
505
Приложение 18
Опытные значения коэффициента теплопередачи k [24]
Вид теплообмена Коэффициент теплопереда- чи k [в ккал;'(м2-чграду\ при движении Аппарат
свободном принудитель- ном
О г воды к воде 120—300 700—1500 Теплообменник двух жидкостей
От глицериновой воды к саломасу 150—240 Трубчатый подогре- ватель
От масла к маслу 25-50 60—200 То же
От воды к маслу — 150—200 Дезодоратор
От конденсирующегося пара к маслу 50—150 100—400 Подогреватель
От конденсирующегося пара к воде 250—1000 500—4000
От конденсирующегося пара к газу низкого давле- ния 5—10 10—50 Трубчатый подогре- ватель
От конденсирующегося па- ра к кипящей воде 1500—4000 —
От конденсирующегося па- ра к кипящим жирным кис- лотам — 200—400 Куб-кипятильник
От конденсирующегося па- ра высокотемпературного ор- ганического теплоносителя (ВОТ) к кипящим жирным кислотам — 100—150 То же
От конденсирующегося па- ра органических веществ к воде 200—400 300—750 Конденсатор
От газа к жидкости 5—15 10—50 Газовый холодиль- ник
От газа к газу (при обыч- ных давлениях) 3—10 10—30 —
От перегретого пара к во- де -— 150—200 —
506
Приложение 19
Показатели работы некоторых заводских змеевиковых
холодильников и конденсаторов [4]
Продукт Температура потоков,°C Скорость движе- О
горячего на холодного на м, 'сек Е
X в межтрубном пространстве 4> «и X Я СТруб- IpOCT- ве А О X - о 7 § S “ х S ~
& ё с О X о с X о. си - У 5 2 X 1) § -S
а га а X а л а а О Я а а О.
Нефть Керосиновый тиллят . . ДИС- 218 127 23 84 1,66 0,19 74
» То же . . . 235 113 42 118 0,7 0,176 116
Керосиновое шение . . оро- 180 122 23 78 1,75 0,29 61
То же . . . 180 120 42 114 1,86 0,272 115
Мазут . . . 314 225 84 150 1,78 0,21 45
» То же . . . 304 164 131 200 1,4 0,117 90
Мазут Соляровый дистил- лят 192 112 46 59 0,474 0,028 50
» Веретенный дистил- лят 212 110 56 64 0,48 0,009 22
» Автол 18 . . . . • 344 286 149 173 0,864 0,088 56
Вода Бензиновый тиллят . . дне- 68 22 11 30 0,004 0,003 59
» То же . . . 35 15 11 28 0,002 0,003 92
Лигроиновый тиллят . , дис- 91 32 16 24 0,32 0,02 133
» То же . . . 125 36 24 42 0,14 0,06 93
» Керосиновый тиллят . . дйс- 141 41 16 50 0,32 • 0,047 232
» То же . . . 193 26 14 27 1,П 0,027 137
» Бензиновые дяные пары во- 92 42 11 35 0,013 — 68
Соляровые и ные пары . водя- 203 71 19 55 0,025 — 75
Масло Саломас . , 200 200 70 120 0,3 1,0 120
Вода То же . . , 200 200 15 60 0,6 1,0 196
Масло Вода .... 69 30 15 30 0,48 0,018 ПО
Дизель- ное топ- ливо Нефть . . , 265 170 130 150 1,2 0,15 130
507
Приложение 20
Количество кислорода (5), растворенного в воде
при контакте ее с воздухом и при атмосферном давлении
Температура, °C д, мг/л | Температура, °C д. мг/л Температура, °C д, мг/л
0 14,6 14 10,3 40 6,5
1 14,2 15 10,1 45 6,0
2 13,8 16 9,9 50 5,6
3 13,4 17 9,7 55 5,1
4 13,1 18 9,5 60 4,8
5 12,8 19 9,3 65 4,25
6 12,4 20 9,1 70 3,9
7 12,1 21 8,9 75 3,3
8 11,8 22 8,7 80 2,9
9 11,6 23 8,5 85 2,2
10 11,3 24 8,4 90 1,6
11 11,0 25 8,3 95 0,9
12 10,8 30 7,5 100 0
13 10,5 35 7,0
Приложение 21
Тепловые потери поверхностями аппаратов с плоскими стенками
или цилиндрической формы диаметром более 1000 ММ
с расчетной температурой воздуха в помещении (п = 20° С
(по материалам Гипрожира)
Температура
теплоноси-
теля у стен-
ки аппарата
tB. °C
Температура на поверхнос- ти аппарата Тепловые потери, ккал/м2 ч -г рад Температура теплоноси- теля у стен- ки аппарата «в. °C Температура на поверхнос- ти аппарата Тепловые потери, ккал/м2-ч-град
Изолированные поверхности
40 27,0 59 140 30,6 95
50 28,0 68 150 31,0 99
60 28,2 71 160 31,6 106
70 28,4 73 , 180 32,3 ИЗ
80 28,6 75 200 33,0 120
90 28,8 77 220 33,8 129
100 29,0 79 240 • 34,6 138
ПО 29,4 83 250 35,4 146
120 29,8 87 280 36,2 154
130 30,2 91 300 37,0 164
Неизолированные поверхности
30 30,0 90 50 50’, 0 324
35 35,0 142 60 60,0 457
40 40,0 200 70 70,0 605
45 45,0 260 — — —
>08
Приложение 22
Значения коэффициента теплоотдачи а0, ккал 1(м-ч-град)
в зависимости от температуры помещения (7П)
Температура теплоносителя у стенки аппарата «в, °C Температура помещения, °C
16 25 30 35
30 9,26 8,46 — —
35 9,71 9,11 8,51 —
40 10,18 9,76 9,31 8,85
45 10,51 10,18 9,84 9,51
50 10,88 10,61 10,34 10,10
60 11,52 11,37 11,19 11,06
70 12,17 12,07 11,97 11,90
Приложение 23
Тепловые потери изолированными поверхностями аппаратов
диаметром от 600 до 1000 мм в помещении с температурой воздуха
(расчетной) = 20° С
(По материалам Гипрожира)
Температура теплоноси- теля у стен- ки аппарата ZB. °C Температура на изолиро- ванной поверхности аппарата, °C Тепловые потери, ккал/(м--ч- град) Температура теплоноси- теля у стен- ки аппарата zB, °с Температура на изолиро- ванной поверхности аппарата, °C Тепловые потери, ккал град)
40 27,0 59 140 34,0 130
50 28,0 68 150 34,6 137
60 28,7 75 160 35,1 143
70 29,5 82 180 36,2 155
80 30,2 90 200 37,3 168
90 30,9 97 220 38,2 178
100 31,6 105 240 39,1 189
110 32,2 112 250 39,5 194
120 32,8 117 280 41,3 216
130 33,4 123 300 42,5 229
Приложение 24
Характеристика циклонов различных систем
Размеры Циклоны марок
НККБ ВТИ Н ИО ГАЗ
Ширина входного отверстия . . . Ь 0,01750 6 0,170 6 0,210
Высота выходного патрубка h . . 26 0,350 46 0,680 3,146 0,660
Диаметр циклона D 5 lb D 5,96 О 4,756 О
Диаметр выхлопной трубы Ох . . 3,76 0,650 3,96 0,660 2,756 0,580
Высота цилиндрической части hr 5,76 О 4,76 0,80 7,66 1,60
Высота конусной части . . . . 4,36 0,7550 5,056 0,860 9,56 2D
509
Приложение 25
Характеристика циклонов типа УЦ
Показатели Тип УЦ-45 Тип УЦ-38
Диаметр циклона, мм . . 300 400 500 500 300 400 500 600 700
Расход воздуха, я?[мин 6,8 12,2 19 23 4 7,2 11,2 16,2 22
Сопротивление циклона, мм вод. ст 66 88 110 121 53 70 88 106 124
Приложение 26
Техническая характеристика некоторых видов стальных эмалированных
аппаратов, выпускаемых Ленхимпищекомбинатом (см. рис. 65)
Типоразмеры Емкость, л Габаритные размеры эмальаппаратов Диаметр, мм Масса (вес), кг
полезная геометри- ческая А Б
Аппараты без мешалкн
РВЗ-50 50 72 490 705 400 59
РВЗ-100 100 138 610 835 500 81
РВЗ-150 150 220 720 895 600 180
РВЗ-250 250 361 880 1530 750 240
РВЗ-500 500 780 ИЗО 1960 1000 420
РВЗ-1000 1000 1336 1340 2040 1200 654
РВЗ-1500 1500 1930 1440 2190 1300 701
PB3-20Q0 2000 2362 1540 2280 1400 897
РВЗ-2500 2500 2656 1640 2380 1500 932
Аппараты с мешалкой
ВМ-50 50 72 590 1460 400 103
ВМ-100 100 138 800 1540 500 161
ВМ-150 150 220 900 1650 600 215
ВМ-250 250 361 880 2000 750 396
ВМ-500 500 780 ИЗО 2360 1000 616
ВМ-1000 1000 1336 1340 2500 1200 903
ВМ-1500 1500 2063 1440 2850 1300 1002
510
Продолжение приложения 26
Типоразмеры Емкость, л Габаритные размеры эмальаппаратов Диаметр, мм Масса (вес), кг
полезная геометри- ческая А Б
ВМ-2000 2000 2833 1640 2950 1500 1333
ВВОМ-50 50 56 535 1330 400 105
ВВОМ-ЮО 100 НО 635 1485 500 164
ВВОМ-150 150 176 890 1700 600 216
ВВОМ-250 250 282 970 1750 750 422
ВВОМ-500 500 610 1235 2060 1000 617
ВВОМ-ЮОО 1000 1069 1435 2300 1200 912
ВВОМ-1500 1500 1735 1535 2700 1300 1404
Приложение 27
Техническая характеристика порционных дозаторов
различных марок (см. рис. 84)
Параметры ДК-10 ДК-20 ДК-40 ДК-70 ДК-100
Масса (вес) порции, кг . . . 1—10 10—20 20-40 40—70 70—100
Средняя точность взвешива- ния, % + 0,5 ±0,5 ±0,5 ±0,5 + 0,5
Цикл взвешивания, сек . . 60 60 60 60 60
Мощность электродвигателя, кет 1,7 0,6 0,6 1,0 1,0
Объем бункера, .и3 0,034 0,07 0,097 0,16 0,25
Габариты, мм
длина 1215 1545 1545 1700 1700
ширина . 620 840 840 1150 1150
высота 1070 1460 1630 1810 1810
Масса (вес), кг ...... 480 380 380 900 900
511
ИСПОЛЬЗОВАННАЯ ЛИТЕРАТУРА . .
1. Б о га тур о в С. А. Курс теории перегонки и ректификации. Гостоп-
издат, 1954.
2. Временные нормы проектирования мельничных аэрозольтранспортных
установок. ВНИИЗ, 1961.
3. Гельперин Н. И. Дистилляция и ректификация. Госхимиздат,
1947.
4. Д а в ж у к Г. Г., И в а и е ц К. Я., Анастасьин В. Ф. Оборудова-
ние нефтеперерабатывающих заводов и основные его расчеты. Гостоптехиз-
дат, 1962.
5. Данилова Г. Н„ Филаткин В. Н., Черная Р. Г., Щербов
М. Г. Сборник задач и расчетов по теплопередаче. Торгиздат, 1961.
6. Дорфман М. X. Пневматический транспорт зерна и продуктов его
переработки. Хлебоиздат, 1960.
7. Дубов к ин Н. Ф. Справочник по углеводородным топливам и их
продуктам сгорания, Госэнергоиздат, 1962.
8. А в с т а ф ь е в А. Г. Ректификационные установки. Машстройиздат, 1963.
9. Иродов М. В., Науменко П. В. Гидролиз жиров при высоких
температурах. Пищепромиздат, 1952.
10. Копь ев С. Ф. Теплоснабжение. Стройиздат, 1953,
11. Лебедев П. Д. Расчет и проектирование сушильных установок.
Энергоиздат, 1962.
12. Лыков М. В. Сушка распылением. Пищепромиздат, 1955.
13. Мар км а н А. Л. Основы проектирования предприятий масложиро-
вой промышленности. Пищепромиздат, 1952.
14. Науменко П. В. Синтетические моющие средства. ГОСИНТИ, 1960.
15. Неволин Ф. В. Химия и технология производства глицерина. Пи-
щепромиздат, 1954.
16. Неволин Ф. В. Химия и технология синтетических моющих
средств. Пищепромиздат, 1964.
17. Обмен опытом по дистилляции жирных кислот из соапстока. ГОС-
ИНТИ, 1961.
18. Плановокий А. Н., Гуревич Д. А. Аппаратура промышленно-
сти полупродуктов и красителей. Госхимиздат, 1961.
19. Руководство по технологии получения и переработке растительных
масел. Под редакцией А. Г. Сергеева. Т. II и II.I ВНИИЖ, I960.
20. С к об л о А. И., Трегубова И. А., Егоров Н. Н. Процессы и
аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности.
Гостоптехиздат, 1960.
21. Слизовский И. М. Интенсификация работы холодильных бара-
банов. Цинтипищепром, 1961.
22. Смирнов А. С. Технология углеводородных газов. Гостоптехиз-
дат, 1948.
23. Теплофизические свойства веществ (справочник). Госэнергоиздат,
1956.
24. Т'Овбин И. М., Файнберг Е. Е. Технологическое проектирова-
ние жироперерабатывающих предприятий. Пищепромиздат, 1959.
25. Тютюнников Б. Н., Науменко П. В., Товбин И. М., Ф а-
512
ни ев Г. Г. Технология переработки жиров. Издание третье, дополненное и
переработанное. Пищепромиздат, 1963.
26. Тютюнников Б. Н, Маркман А. Л., Юхновский Г. Л.
Технология переработки жиров. Пищепромиздат, 1950.
27. Файнберг Е. Е. Непрерывная дистилляция глицерина. Цинтипи-
щепром, 1962.
28. Ч е р н о б ы л ь с к и й И. И., Бондарь А. Г., Г а е в с к и й В. А ,
Городинская С. А., Ладиев Р. Я., Тананайко Ю. М., Мирго-
родский В. Т. Машины и аппараты химических производств. Машиздат,
1961.
29. Штюпель Г. Синтетические моющие и очищающие средства. Гос-
химиздат, 1960.
30. Журналы «Маслобойно-жировая промышленность» за 1952—1964 гг.
31. Alton Е. Bailay. Industrial oil and fat products. New—York, 1951.
32. Muller E., Stage H. Experimentelle Vermessung von Dampf—
Flflssigkeits—Phasengleichgewichten, 1961.
33. Журналы «Seifen—Ole—Fette—Wachse» за 1954—1964 гг.
33 Заказ 1236
513
ОГЛАВЛЕНИЕ
Стр.
Предисловие .................................................... 3
ЧАСТЬ I
РАСЩЕПЛЕНИЕ ЖИРОВ И ПОЛУЧЕНИЕ ГЛИЦЕРИНА
Глава 1. Безреактивное расщепление жиров в автоклавах .......... 7
Схема производства ........................................... 7
Продуктовый баланс ........................-.................... Ю
Расчет ‘выхода жирных кислот и глицероля при расщеплении саломаса 14
Расчет концентрации глицериновых вод .......................... 18
Расчет выхода глицерина ................................... 22
Расчет расхода воды ......................................... 23
Расчет расхода пара ......................................... 24
Расчет оборудования ........................................... 28
Компоновка оборудования ....................................... 40
Глава 2. Непрерывное расщепление жиров ........................ 47
Схема непрерывного расщепления жиров в автоклавах ........... 47
Продуктовый баланс ........................................... 53
Расчет расхода пара .....................•..................... 63
Расчет оборудования .......................................... 64
ЧАСТЬ II
дистилляция ГЛИЦЕРИНА, дистилляция
И РЕКТИФИКАЦИЯ ЖИРНЫХ кислот
Глава 1. Дистилляция глицерина и очистка глицерина ионообменными
смолами ....................................................... 92
Схемы дистилляции глицерина ................................ 92
Продуктовый баланс ......................................... 97
Очистка глицериновых вод ионообменными смолами ............. 100
Расчет основного оборудования для дистилляции глицерина ....... 106
Расчет расхода пара и воды ............................ 128
Компоновка оборудования ................................ 130
Глава 2. Дистилляция жирных кислот ....................... 135
Непрерывная дистилляция жирных кислот — схема однократного испа-
рения .................................................. 136
Продуктовый баланс ....................................... 141
Расчет оборудования ......................................... 143
Расчет расхода пара и воды.................................... 166
Компоновка оборудования .................................... 168
Глава 3. Ректификация жирных кислот ........................ 179
Схема производства ......................................... 179
514
Продуктовый баланс и расчет оборудования ............... gg
Расчет расхода воды ...........................................о,, 4
Расчет расхода пара ........................................... 205
Компоновка оборудования ....................................... 205
ЧАСТЬ 111
ПРОИЗВОДСТВО МЫЛА
Глава 1. Производство хозяйственного мыла ..................... 209
Схема непрерывной варки мыла прямым методом ................... 209
Очистка и компримирование углекислого газа .................... 214
Охлаждение, формование и упаковка хозяйственного мыла ......... 216
Продуктовый баланс ............................................ 218
Расчет оборудования ............................................ 233
Расчет расхода пара ........................................... 259
Расчет расхода воды ........................................... 262
Компоновка оборудования ....................................... 264
Глава 2. Производство туалетного мыла ......................... 266
Схема производства ............................................, 267
Схема сушки и обработки туалетного мыла ........................ 271 /
Продуктовый баланс ............................................ 273
Расчет оборудования ............................................ 285
Компоновка оборудования ....................................... 314
! ЧАСТЬ IV
ПРОИЗВОДСТВО СИНТЕТИЧЕСКИХ МОЮЩИХ СРЕДСТВ
ва 1. Сульфатирование высших жирных спиртов ............... 321
Схема сульфатирования высших жирных спиртов хлорсульфоновой
’кислотой ................................................ 322
Продуктовый баланс ............................................ 324
Продуктовый баланс сульфатирования высших жирных спиртов серной
кислотой ................................................. 340
Тепловой эффект процесса сульфатирования высших жирных спиртов и
нейтрализация сульфоэфиров':.............................. 347
Глава 2. Производство синтетических моющих порошков ........... 351
Схема производства ............................................ 351
Продуктовый баланс ............................................ 357
Расчет оборудования ............................................ 368
Расчет расхода пара ........................................... 422
Расчет расхода воды ........................................... 424
Компеновка оборудования ....................................... 425
ЧАСТЬ V
ПРОИЗВОДСТВО МАРГАРИНА, КУЛИНАРНЫХ
И КОНДИТЕРСКИХ ЖИРОВ
Схема производства маргарина .................................. 431
Схема производства кулинарных и кондитерских жиров ............ 439
Продуктовый баланс ............................................ 44-1
Расчет оборудования ........................................... 448
Расчет расхода холода ...'..................................... 482
Расчет расхода пара ........................................... 484
Расчет расхода воды ........................................... 487
Компоновка оборудования ....................................... 487
Приложения .................................................... 491
Использованная литература ..................................... 512
' 515
Предис
i
Глава
Схема
Проду
Расче-
Расче'
Расче'
Расчет
Расче
Расче
Комш
Глав(
Схем.;
Пред'
Расче
Расче
Товбин Исаак Моисеевич
Файнберг Евсей Ефимович
ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЕ ПРОЕКТИРОВАНИЕ ЖИРОПЕРЕРАБАТЫВАЮЩИХ:
ПРЕДПРИЯТИЙ
Редактор И. И. Морозова
Технический редактор Г. Г. Абрамова
Переплет художника В. А. Назарова
Корректор 3. В. Коршунова
Глав
Схем
Пред
Очис’
Расч|
Расч
Komi
Глав
I [епг
Про;
Расч
Расч
Ком:
Гла>
СхеМ
5И \
Т-14359 Формат бОХЭО1/^. Сдано в набор 17/IV-1965 т
Подписано к печати 3/XI—1965 г. Объем 32,25 п. л. + 3 вкл. 0,75 = 33,0 п. л..
Уч.-изд. л. 34,73. Тираж 2000 экз. Цена 1 р| 84 к.
Св. тем. план 1965 г. п/№ 166 Издат. № 3904 Заказ 1236
Экспериментальная типография ВНИИПП
Государственного комитета Совета Министров СССР по печати
Москва И-51, Цветной бульвар, 30.
Отпечатано с готового набора экспериментальной типографии ВНИИПП
Государственного комитета Совета Министров СССР по печати типографией
газеты «Курская правда» Курск, Ленина, 77. Заказ № 6418
Рис. 32, 1-я
шкала справа
Строка
16-я снизу
5-я сверху
25-я сверху
1-я сверху
17-я сверху
ЗАМЕЧЕННЫЕ ОПЕЧАТКИ
Напечатано
8—жароэжекторы
жирные кислоты
Р
необходимо
Жсц
весом
Следует читать
8—пароэжекторы
жирные кислоты
Р1
необходимое
весов