Концентрация раствора на выходе из кристаллизатора

Существует мнение, что механизм образования дитетраэритрита более сложен и включает стадию получения акролеина [341] Специальное исследование показало, что повышению выхода дипентаэритрита способствует повыщение pH среды, а соответствующее влияние температуры в начальной концентрации ацетальдегида (при избытке формальдегида) носит экстремальный характер (максимум выхода эфира при 35—45 °С и 0,4—0,6 моль/л ацетальдегида) (рис. 62) [342]. Кроме дипентаэритрита и формиата щелочного металла, в процессе образуются также ацетали, сахароподобные и смолистые вещества. Институтом нефтехимии ЧССР разработана технологическая схема одной из последних модификаций процесса синтеза пентаэритрита (рис. 63) [340]. Сырье — ацетальдегид, формалин и суспензия гидроксида кальция (гаще-ной извести) поступают в реактор 1. Отмечается, что по условиям синтеза пентаэритрита не требуется глубокого холода. Продукты реакции направляются в нейтрализатор 2, где непревращенный гидроксид кальция нейтрализуется муравьиной кислотой. Нейтрализованная смесь, представляющая собой водный раствор пентаэритрита и других продуктов реакции, а также непревращенно-го формальдегида, метанола и солей, подается на ректификационную колонну 3. На этой колонне под давлением отгоняется метанольный раствор формальдегида. Метанол отгоняется от этой смеси на колонне 4, кубовый продукт которой возвращается на синтез. Раствор продуктов реакции из куба колонны 3 направляется в выпарной аппарат 5, где основная масса летучих продуктов,, включая воду и пентаэритрит, отгоняются под вакуумом. Упаренная жидкость поступает в центрифугу 7, в которой непрерывно выделяется кристаллический формиат кальция. Погон от упарк направляется в кристаллизатор 8 для выделения сырого пентаэритрита. Кристаллизация осуществляется методом охлаждения 204 [c.204]

Концентрация раствора на выходе из кристаллизатора [c.315]

Поскольку значение концентрации раствора на выходе каскада задано, минимизации в соотношении (4.43) не требуется и необходимое значение времени пребывания в последнем кристаллизаторе может быть найдено из соотношения (4.40) в виде функции величины [c.342]

По температурной зависимости равновесной растворимости найдем предельное пересыщение 5 р=91 кг/м . Подставив это значение в уравнение (10.15), получим концентрацию раствора на выходе из кристаллизатора [c.315]

Вакуум-кристаллизатор непрерывного действия с циркуляционной трубой. Такой кристаллизатор отличается высокой стабильностью качественных показателей получаемого в них кристаллического продукта. Изменение расхода исходного раствора и выхода кристаллов в 1,5—2,0 раза не оказывает существенного влияния на размер получаемых кристаллов. Однако большие колебания расхода и концентрации исходного раствора могут существенно повлиять на величину уноса капель раствора с потоком вторичного пара и на длительность межпромывочного пробега. Поэтому при эксплуатации вакуум-кристаллизаторов с циркуляционной трубой стараются стабилизировать расход, температуру и концентрацию исходного раствора. [c.43]

Полученный таким образом фитостерин-сырец содержит до 40 % твердых мыл. Выход фитостерина-сырца зависит от условий кристаллизации. Наибольшее влияние на выход продукта оказывает температура кристаллизации и концентрация твердой фазы в растворе. Оптимальными условиями процесса выделения фитостерина следует считать концентрацию смеси по сух. веществу—15—18 7о концентрацию спирта в растворе — 60—65 % температуру кристаллизации — 5— 7 °С. Для достижения указанной температуры в рубашку кристаллизатора следует подавать охлажденную воду с температурой 4—5 °С, что возможно при наличии холодильной установки для охлаждения воды. Использование воды из системы водопровода не позволяет снизить температуру ниже 10— 15 С. [c.99]

На основании математической модели был проведен расчет процесса массовой кристаллизации при циклической выгрузке кристаллов. Все расчеты проводились для кристаллизатора объемом 1,1 м В табл. 3,1 приведен пример моделирования работы аппарата. Параметры процесса температура в кристаллизаторе ia = 30°С, концентрация питающего раствора Со = 90 кг/м рас-ход питающего раствора Уи = 1,1 м ч. время накопления Та = 2 ч, время выгрузки Тв = 20 мин, количество подаваемой затравки Мз = 4 кг/м1 Из таблицы видно, что при указанном соотношении значений Тв, т и Уи аппарат выходит на стационарный режим работы через 24 ч. Однако, зная содержание твердой фазы в стационарном состоянии, можно в начальный период процесса не производить выгрузки до тех пор, пока в аппарате не окажется достаточно продукта. Таким путем можно значительно сократить время выхода кристаллизатора на установившийся режим работы. [c.206]

В процессе кристаллизации необходимо наблюдать за температурой поступающего воздуха и его расходом. При высокой температуре воздуха процесс сдвигается в сторону выхода готового продукта, т. е. удлиняется. Если из кристаллизатора выходит влажный горячий продукт, то течка забивается в этом случае следует повысить начальную концентрацию раствора до 92—93% и выключить обогрев воздуха, снизив его температуру до температуры окружающего воздуха (при необходимости увеличивают подачу воздуха). Для предотвращения пыления при выгрузке кристаллов и, следовательно, загрязнения рабочего места и самого кристаллизатора нужно держать его под разрежением. [c.143]

Отсюда легко получить минимальное значение для концентрации маточного раствора при выходе из каскада N кристаллизаторов [c.347]

На рис. 3.27 и в табл 3.2 приведены результаты моделирования работы циркуляционного кристаллизатора объемом 1,1 м в режимах непрерывной и циклической выгрузки, а также каскада из трех циркуляционных кристаллизаторов с суммарным объемом 1,1 в которых поддерживается температура 40 30 20 °С соответственно. Расход питающего раствора во всех трех случаях = 1,1 м7ч, его концентрации с = 90 кг/м , количество затравки Мз = = 4 кг/м , ее размеры 100—300 мкм. Как в случае одного аппарата с непрерывной выгрузкой, так и в случае каскада аппаратов наблюдается резкое возрастание производительности в начальный период за счет введенной затравки, а затем ее медленное снижение и, наконец, выход на стационарный режим (кривые 2 к 3 рис. 3.27, а). Аналогично меняется во времени и содержание крупных кристаллов и выгружаемом продукте (рис. 3.27,6). При работе кристаллизатора в режиме циклической выгрузки производительность и содержание крупных кристаллов достигают стационарного значения более медленно. [c.208]

Было изучено влияние различных технологических и конструктивных факторов (режима охлаждения раствора, его исходной концентрации, скорости вращения и типа мешалок, числа отражающих перегородок в кристаллизаторе и др.) на выход и качество получаемого кристаллического продукта. В результате обработки полученных данных определены скорости роста и зарождения кристаллов аскорбиновой кислоты. [c.96]

Принятые обозначения М — масса выкристаллизовавшейся соли Си Сг — концентрация соли в растворе на входе в кристаллизатор и на выходе из него Со — концентрация соли в насыщенном растворе при температуре опыта Рр — расчетная поверхность массообмена р — коэффициент массопередачи т — время опыта. [c.159]

Растворимость хлорокиси циркония в водно-солянокислых растворах зависит от температуры и от концентрации несвязанной соляной кислоты [5]. При подборе условий проведения кристаллизации следует исходить из достаточно высокой исходной концентрации соли и сравнительно низкой концентрации ее при конечных условиях кристаллизации. Таким путем может быть обеспечено сочетание достаточно высокого выхода конечного продукта, производительности кристаллизатора и эффекта очистки от несорбируемых твердой фазой примесей [6, 7]. [c.91]

Характерная черта процессов кристаллизации калийных солей, особенно сульфата, и хлорида калия, —очень малый выход твердой фазы из единицы объема раствора (0,6—2%). Получить достаточно крупные кристаллы кристаллизуемой соли и маточный раствор с минимальной степенью пересыщения по кристаллизуемой соли можно при концентрации твердой фазы в суспензии 9—15% (масс.). Такая концентрация твердой фазы в кристаллизаторе достигается путем вывода суспензии из кристаллизатора двумя потоками. Большая часть суспензии выводится при этом из кристаллизатора в виде частично осветленной жидкости с концентрацией твердой фазы значительно меньшей по сравнению с равновесной концентрацией твердой фазы, что создает условия для накопления твердой фазы в кристаллорастителе. По достижении необходимой концентрации твердой фазы, регулируемой изменением соотношения потоков частично осветленной и сгущенной суспензий, избыток твердой фазы выводят в виде сгущенной суспензии. [c.105]

При простом охлаждении раствора образуется мелкокристаллический продукт, плохо отделяемый от маточного раствора. Не удается также достичь необходимой плотности выделения сульфата калия в твердую фазу. Это связано с малым выходом твердой фазы из единицы объема раствора [2—3% (масс.)] и склонностью сульфата калия к образованию пересыщенных растворов. Осуществить процесс кристаллизации сульфата калия с получением достаточно крупных кристаллов и маточного раствора с концентрацией сульфата калия, близкой к равновесной, можно в кристаллизаторах, в рабочей зоне которых накапливается твердая фаза. Накопление твердой фазы значительно увеличивает время пребывания кристаллов в аппарате, а значит, и время их роста. Это позволяет получить твердую фазу, хорощо отделяемую от маточного раствора на высокопроизводительных центрифугах. Увеличение концентрации твердой фазы также позволяет снизить степень пересыщения раствора по сульфату калия и получить маточный раствор с минимальным содержанием сульфатов. [c.268]

Общим для кристаллизаторов, показанных на рис. 18— 20, является то, что концентрация твердой фазы в кристаллизующейся суспензии определяется только выходом кристаллов из единицы объема исходного раствора. Если выход кристаллов невелик то в единице объема суспензии содержится мало активной поверхности кристаллов. Обычно пересыщение в суспензии в таком случае очень высокое. Это приводит к образованию мелкокристаллического продукта и быстрому зарастанию кристаллизатора солеотложениями. [c.35]

Для кристаллизации солей, имеюш,их температуру плавления 1100—1600° К (сульфат калия, хлорид калия, медный купорос и т. д.) рекомендуется применять кристаллизатор рассматриваемой конструкции и повышать концентрацию кристаллов в суспензии до 30—35 масс. %. Для кристаллизации солей с более низкими температурами плавления кристаллизатор с раздельным выводом осветленной и сгущенной суспензии следует применять только в случаях малого равновесного выхода кристаллов при высокой устойчивости раствора в пересыщенном состоянии и при большой склонности раствора к образованию солеотложений. [c.36]

Диаметр сепаратора необходимо выбирать, исходя из требуемой чистоты сокового пара. А. Н. Красиков и К. Н. Шабалин [81] показали, что для барботажных аппаратов, условия работы которых в отношении брызгоуноса близки к условиям выхода паро-жидкостной смеси из циркуляционной трубы кристаллизатора, при отсутствии каких-либо сепарирующих устройств коэффициент очистки Коч. (отношение концентрации вещества в растворе к концентрации его в паре) является функ- [c.225]

Исходный раствор содержит 0,1% примесей концентрация упаренного раствора после выхода из выпарного аппарата равна 35% КМп04, а концентрация рециркулируемого маточного раствора— 8% КМп04. Максимально допустимая концентрация примесей в системе должна быть такой, чтобы их содержание в кристаллизованном перманганате не превышало 6%. Определить количество и концентрацию раствора, поступающего в кристаллизатор, количество выпариваемой воды и получаемых кристаллов, а также количество раствора, отбираемого для поддержания постоянного содержания примесей. Кристаллы, по-лучаемые на установке, считать сухими. [c.53]

В таких аппаратах удается уменьшить инкрустацию стенок. При пуске таких криста1шизаторов их заполняют до нормального уровня раствором или маточной жидкостью той температуры и концентрации, которые соответствуют обычным условиям работы. Затем при работающем циркуляционном насосе начинают добавлять кристаллы, чтобы получить суспензию, содержащую 10-15 масс. % твердой фазы. Если такой возможности нет, то за счет медленного испарения насыщенного раствора, нагретого на несколько град> сов выше температуры нормальной работы кристаллизатора, добиваются образования необходимой концентрации суспензии. Рекомендуется, чтобы кристаллы были в диапазоне размеров 50-100 мкм. В течение пускового периода и при выходе на стационарный режим работы особенно важно вести замеры разности температур в основной массе суспензии и в циркуляционной трубе, что позво-лгяет контролировать иитенсивность испарения и, как следствие, пересыщение раствора. Пуск кристаллизатора без предварительного образования суспензии приводит к получению мелкокристаллического продукта, снижающего качество готового вещества и приводящего к увеличению энергетических затрат на стадиях центрифугирования и сушки. [c.354]

По окончании ферментации в среде остается 0,5—0,1% сахара и 11 — 14% лактата кальция. Осадок мела и коллоиды отделяют фильтрованием или отстаиванием при 80—90°С. Фильтрат упаривают до концентрации 27—30%, затем охлаждают до 25—30°С и выдерживают в кристаллизаторах 36—48 ч. Кристаллы лактата отцентрифугировывают (выход их составляет 50—55%). Осуществляя кристаллизацию из слабых растворов, удается увеличить выход кристаллов до 95%. В последнее время разработаны приемы непрерывной кристаллизации лактата. [c.146]

При обработке результатов опытов получены кривые изменения концентрации раствора (на входе в кристаллизатор и на выходе из него) в зависимости от времени, а также кривая изменения равновесных концентраций. Следует отметить, что разбивая график на отдельные равные промежутки времени, можно найти концентрации Си 2 и Со и по их значениям определить величины ДСср(г) в данный момент времени [c.158]

Если на установку поступает заданное количество исходного раствора и поддерживаются концентрации поступающего в кристаллизатор и уходящего растворов, то необходимая производительность установки обеспечивается автшатическим регулированием постоянства массы кристаллов в псевдоожиженном слое за счет изменения количества отводимой из кристаллорастителя суспензии (рис.26). Такая одноконтурная система регулирования состоит из датчика массы слоя (дифманометра с пневматическим выходом), регулятора, генератора [c.110]

Определим распределение заданного общего времени пребывания по всем кристаллизаторам MSMPR каскада, при котором на выходе достигается минимальное значение концентрации исходного раствора, для случая, когда объемная скорость роста кристаллов не зависит от размера. Для условий примера, рассмотренного выше, требуется найти распределение заданного общего времени пребывания по всем кристаллизаторам каскада, при котором [c.343]

В результате исследований процесса выпарной кристаллизации были разработаны основные варианты принципиальных схем процесса с использованием различных тепловых насосов открытого и закрытого типа, а также получены теоретические зависимости, описывающие основные стадии разделения На основе полученных зависимостей был проведен анализ влияния на показатели процесса (выход кристаллической фазы, коэффициент извлечения, удельные затраты энергии, коэффициент преобразования энергии и др ) следующих параметров концентрации и температуры исходного раствора, давления в кристаллизаторе, степени сжатия вторичных паров, концетрации отбираемых маточников, а также геплофизических свойств разделяемой смеси. Проведено сопоставление различных вариантов выпарной кристаллизации и выявлены области их наиболее рационального использования [c.25]

Процесс разделения веществ, образующих системы с неограниченной растворимостью в твердом состоянии, наиболее подробно изучен в [22-26]. Теоретически обосновано и экспериментально доказано, что эффект разделения достигается в узкой зоне, в которой происходит многократная перекристаллизация твердой фазы. В этой области при правщи>ном управлении процессом возникает скачок концентраций и температур. При выходе колонны на стационарный режим в предполагаемой зоне скачка наблюдается резкий рост градиента температуры. При этом колонна делится на две части, причем верхняя зона для нижней является кристаллизатором, а нижняя для верхней — плавителем. Местоположение скачка по высоте колонны определяется по исходной концентрации разделяемой смеси. Экспериментально установлено, что ниже зоны резкого изменения температуры и концентрации возникает некоторое переохлаждение расплава относительно равновесной температуры, которое увеличивается по мере приближения к зоне скачка. В свою очередь вьпие зоны скачка происходит некоторый перегрев расплава. Наличие межфазных и продольных градиентов температуры приводит к значительной интенсификации процесса массообмена. Согласно [22, 23], при объемной доле твердой фазы 0,6-0,8 и числах Ке = 1 высота единицы переноса сопоставима с размером кристалла. Такая эффективность процесса достш-ается за счет многократной перекристаллизации. Экспериментально установлено, что поступающие сверху кристаллы на подходе к зоне скачка расплавляются, а поднимающаяся жидкость кристаллизуется. Кристаллы смесей, образующих твердые растворы, из-за меньшей температурной разницы между температурами ликвидуса и соли- [c.310]

Прамер 59. Вычислить выход и продолжительность кристаллизации железного купороса в железном открытом кристаллизаторе ящичного типа. Количество раствор-, поступающего на кристаллизацию, 1500 кг, начальная концентрация его ЗОО/о. начальная темпераора 0 , конечная температура 20° и соответствующая ей онцентраци 210/о. Кристаллизатор име.т наружную поверхность 6 м- и зеркало испарения 2 м . Температура воздуха в помещении 15 К -эфициент теплоотдачи от стенок к коздуху помещения составляет Я кал/м час "С. [c.385]

Питающий раствор имеет концентрацию 1000—1100 г/л СгОз и температуру 85—95 °С вакуум в сепараторе 700—720 мм рт. ст. температура маточного раствора 48—52 °С (для повышения выхода продуктз ее желательно понизить до 35—40°С путем доведения вакуума до 735—740 мм рт. ст.). Производительность вакуум-кристаллизатора, имеющего габариты (в м) сепаратора De = 1,0, Не = 1,85, нижней цилиндрической части Dk = 0,6, Я = 3,5, циркуляционной трубы = 0,21, составляет 6 м /ч по питающему раствору и 1000—1500 кг/ч по соли. Обладая высокой производительностью и бесперебойностью в работе из-за малой склонности к образованию инкрустаций, вакуум-кристаллизатор дает крупнокристаллический продукт (размер зерна 0,60— 0,74 мм), что облегчает и удешевляет проведение последующих технологических операций (центрифугирование, сушка). Полная герметичность создает хорошие санитарно-технические условия. [c.161]

При проектировании промышленных кристаллизаторов стремятся к достижению максимально возможного выделения растворенного вещества с обеспечением нужной крупности кристаллов, поскольку приходится учитывать последующее разделение продукта и маточного раствора, промывку кристаллов и т. д. При этом кристаллизационная установка превращается в довольно сложную систему [1]. Моделирование такой системы и определение оптимального численного значения важнейших параметров представляет собой трудную задачу. Оптимизация м(жет быть облегчена применением так называемой двухуровневой оптимизации [2]. Для этой цели кристаллизационную установку нужно разбить на важнейшие технологические узлы (кристаллорасти-тель, фильтр и т. д.), составить математические модели работы каждого из этих узлов в отдельности и найти оптимальные условия их работы. Поскольку О бщая задача оптимизации в этом случае многопара-метрична, то для целей локальной оптимизации нужно использовать только те параметры, к варьированию которых наиболее чувствительна экономическая эффективность данного узла. В качестве таких параметров можно использовать конечную концентрацию растворенного вещества на выходе из кристаллорастителя, структуру цикла фильтрации, перепад давления на фильтре и т. д. [c.76]