CC BY
23
-□ □-
Показано, що низькоконцентроваш за Б02 гази дощльно утилiзувати ридинно-окисним способом з використанням ^ОН у якостi промiжного абсорбента та кисню повтря, як окисника. Встановлено технологiчно дощльш режими проведення хемосорбци та окиснен-ня Б02. На основi критичного аналiзу сучасног масообмтног апаратури обгрунтовано ефек-тивтсть горизонтального апарата з ковшо-подiбними диспергаторами для сум^ного проведення процеыв пиловловлення, хемосорбци та окиснення Б02
Ключовi слова: сульфуру(IV) оксид, очи-щення газових викидiв, масообмтний апарат,
хемосорб)щя, пиловловлення, абсорбент
□-□
Показано, что низкококонцентрирован-ные по Б02 газы целесообразно утилизировать жидкостно-окислительним способом с использованием ^ОН в качестве промежуточного абсорбента и кислорода воздуха, как окислителя. Установлены технологически целесообразные режимы проведения хемосорбции и окисления Б02. На основе критического анализа современной массообмен-ной аппаратуры обоснована эффективность горизонтального аппарата с ковшеобразны-ми диспергаторами для совместного проведения процессов пылеулавливания, хемосорбции и окисления Б02
Ключевые слова: серы(Ш) оксид, очистки газовых выбросов, массообменный аппарат,
хемосорбция, пылеулавливание, абсорбент -□ □-
1. Вступ
Викиди сульфуру(^) оксиду (SO2) за обсягами i за токсичним впливом займають ч^ьне мшце серед газоподiбних забруднювачiв довюлля. В« джерела надходження SO2 в атмосферу Землi можна об'еднати в двi велик групи: бюгенш та антропогеннь У процес iндустрiалiзацii економжи, розвитку промислових ви-робництв частка антропогенних викидiв SO2 прогре-сивно зростае i становить ~50 % сумарних надходжень SO2. Це порушило колооб^ Сульфуру в природi та баланс SO2 в атмосфер^ зумовило глобальш еколопчш проблеми [1, 2]. На сьогодш приршт кiлькостi викидiв вдалось сповiльнити, проте спостертеться загаль-носвiтова тенденцiя до iх збiльшення, що зумовлено зростанням чисельност населення та питомого енер-госпоживання. Незважаючи на швидкi темпи розвитку чистоi енергетики, у найближчш перспективi головни-ми джерелами енергп залишаться карбонугiдрогени, якi е головним джерелом SO2 - вмiсних викидiв.
Угода про асоцiацiю мiж бвропейським Союзом (6С) та Украiною передбачае виконання законодав-ства 6С про охорону довюлля, зокрема Директивою №2010/75/6С бвропейського Парламенту та Ради вщ
УДК 66.074.378.1
|DOI: 10.15587/1729-4061.2016.60312|
ТЕОРЕТИЧНИЙ АНАЛ1З ХЕМОСОРБЦИ СУЛЬФУРУ(!У) ОКСИДУ. ОБГРУНТУВАННЯ ВИБОРУ ЕФЕКТИВНОГО МАСООБМ1ННОГО АПАРАТА
В. Т. Яворський
Доктор техычних наук, професор* E-mail: javorskyi@ukr.net А. Б. Гелеш Кандидат технiчних наук, доцент* E-mail: gelesh75@gmail.com I. £. Яворський Астрант* E-mail: ivanko1987@ukr.net Я. А. Калимон Доктор техычних наук, професор* E-mail: kalymon@polynet.lviv.ua *Кафедра xímíT i технологи неоргашчних речовин Нацiональний ушверситет полЬехшка»
вул. С. Бандери, 12, м. Львiв, УкраТна, 79013
24 листопада 2010 р. про np0M№^0BÍ викиди (ште-гроване запобтння та контроль забруднення) встановлено, що граничнодопустимий викид (ГДВ) для енергетичних установок не повинен перевищувати 200 мг/нм3 [3]. Незважаючи на те, що украшсью еко-лопчш нормативи наблизилися до вимог 6С, викиди пiдприeмств практично не зменшуються i в десятки разiв перевищують зазначенi норми. Тому дослщжен-ня, спрямоваш на розроблення ефективних технологш очищення викидних SO2-вмiсних газiв, е актуальни-ми та мають практичне значення.
2. Аналiз джерел шформаци та постановка проблеми
На сьогодш запропоновано близько 200 способiв
вилучення SO2 iз викидних газiв, впроваджено у ви-робництво лише близько 25 [4]. Загалом у свт нарахо-вуеться ~700 установок для очищення димових газiв,
з них ~79 % - це установки «мокрого очищення», як е перспективними, дають змогу досягнути достатньо глибокого ступеня вилучення SO2 (95...98 %) [5].
Переважна б^ьшкть (~80 %) промислових викидних газiв е низькоконцентрованими, вмшт SO2 у них
32^.............................................................................................................................................................................
с В. 'Т. Яворський, А. Б. Гелеш, Í. С
не перевищуе 0,5 % об. (<14,6т/нм3). Утилiзувати SO2 з таких газiв технологiчно складно, економiчно висо-козатратно. Тому, вибираючи технологiю очищення керувались такими вимогами: мiнiмiзацiя катталь-них, експлуатацшних витрат та втручання в техно-логiчний режим дiючого виробництва; залишковий вмiст SO2 в очищених викидах не повинен перевищу-вати норм ГДВ 6С та мати перспективи поглиблення; установки для очищення газiв повиннi бути гнучкими до можливих коливань технолопчних режимiв; суль-фурвмiснi продукти процесу очищення повинш мати можливiсть 1х застосування.
Фiзико-хiмiчнi закономiрностi та методи уловлен-ня SO2 Грунтовно описанi в багатьох роботах, зокре-ма: у робоп [6] дослiджено термодинамiку процесу абсорбцп SO2, одержано залежностi для розрахунку константи рiвноваги цього процесу; у робоп [7] до-слiдники вивчали кшетичш характеристики процесу, встановили порядок реакцп та енергii активацii. Кшетичш та гiдродинамiчнi закономiрностi абсорбцшного очищення газiв вiд SO2 в пустотших форсункових апаратах дослiджено в робоп [8], встановлено вплив головних факторiв на ефективнiсть процесу. У робо-тi [9] вивчали хемосорбщю SO2 вiдхiдними розчина-ми содових виробництв у барботажних апаратах. Вста-новлено залежшсть коефiцieнта абсорбцii вiд швидко-сп газу та парцiального тиску SO2. Одержанi результа-ти скореговано у процес промислових випробувань та запропоновано до впровадження.
У зазначених роботах, як головний масообмшний апарат застосовували колонш апарати розпилюючого чи барботажного типу, якi е достатньо надiйнi та добре вивчеш, проте мають низьку питому потужшсть та значнi габарити. Крiм того, зазначеш технологiчнi про-цеси багатостадшш та дороговартiснi. Тому головним завданням е пошук шляхiв i методiв iнтенсифiкацii зазначених процесiв, тобто замша дорогих, матерiало-i енергоемких процеав i апаратiв, на дешевшi, ефек-тивнiшi, в яких можна сумщати декiлька операцiй в одному апарат^ одержувати продукти кращоi якостi, iз вищим виходом, не завдавати шкоди довкiллю [10].
У публiкацii [11] обгрунтовано економiчно дощль-ну концепщю вилучення SO2 з низькоконцентрованих викидних газiв, яка передбачае хемосорбцiю SO2 вод-ними поглинальними розчинами та конвераю утворе-них сульфiт-iонiв ^032-) у стiйкiшу та безпечну суль-фатну форму ^042-) рiдинно-фазним окисненням киснем повггря. Для створення ефективноi технологii необхiдно було проаналiзувати процеси, як ввдбу-ваються в системi «забруднений газ - поглинальний розчин».
Як вiдомо, швидкiсть процесу масопередачi опису-еться таким рiвнянням:
W = КТ1-2 АР, (1)
де W - швидкiсть масоперенесення, кг/с; К - коефщь ент масопередач^ кг/(м2^Па); F1-2 - поверхня контакту фаз, м2; АР - середня рушшна сила процесу, Па.
Значення АР, яке е функщею парщальних тискiв компонентiв у газовш та рiдкiй фазах, практично зб^ьшити неможливо, вiдтак iнтенсифiкувати процес можна, впливаючи на два iншi чинники: коефвдент масопередачi та поверхню контакту фаз ^жфазну
поверхню). Цi показники, здеб^ьшого, залежать вiд аерогiдродинамiчних умов переб^у процесу. 1з зб^ь-шенням значення числа Рейнольдса (Re) коефвдент К зростае, вiдтак процес масообмшу iнтенсифiкуеться. Збiльшення мiжфазноi поверхнi досягають тонким диспергуванням рiдини або газу, у результат чого пи-тома поверхня контакту зростае. Водночас зб^ьшення мiжфазноi поверхнi може мати i негативний вплив на процес масоперенесення: зменшення лiнiйних розмь рiв дисперсп знижуе значення числа Re, ^ ввдповвд-но, - К; у дрiбних частинках послаблюеться внутрiшня циркулящя компонента, що призводить до зниження значення К у випадку, коли лiмiтуючим е масоперенесення зi сторони частинки; значно ускладнюеться роз-дiлення фаз [12, 13]. Отже, штенсифжувати масообмiн у системi Г-Р можна такими основними шляхами: зб^ьшенням питомоi поверхнi контакту фаз та швид-костi перенесення речовини мiж ядром та поверхнею роздiлу фаз.
На межi роздiлу фаз газ-рщина (Г-Р) вiдбуваються два взаемопов'язаних процеси масоперенесення: аб-сорбцiя SO2 поглинальним розчином i рiдинно-фазне окиснення отриманих сульфи-юшв сорбованим киснем. Вщтак сумарний процес доцiльно розглядати як хемосорбцшний. Враховуючи, що розчиннiсть SO2 у водi е значно вищою, у порiвняннi з О2 (коефвденти Генрi за стандартних умов дорiвнюють 1,23х10-2 та 1,28х10-5 моль/(м3хПа) ввдповвдно [14]), то, ймовiрно, що отр абсорбцii SO2 зосереджений в газовш фаз^ а для процесу окиснення - у рщкш [6, 9]. 1нтенсифь кувати перший процес можна зб^ьшенням вiдносноi швидкостi газового потоку та його турбулiзацiею, що легко зреалiзувати в режимi розпилення рщини в газовому потоцi, а для прискорення другого - необхвд-но штенсифжувати гiдродинамiчний режим у рщкш фазi, забезпечити швидке оновлення поверхш з боку рiдинноi плiвки, що вщповщае барботажному режиму, тобто штенсифжащя процесiв мае рiзнi фiзичнi меха-нiзми реалiзацii. Крiм того, реальш викиднi SO2-вмiснi гази, як правило, мштять значну кiлькiсть пилу (золи) та потребують попереднього очищення. Враховуючи вищезазначене, типова технолопчна схема очищення викидних газiв вiд SO2 складаеться з таких головних стадш: пилоочищення (електрофшьтри), охолоджен-ня до температури мокрого термометра i доочищення вщ золи (скрубер Вентурi); хемосорбцiя SO2 у розпи-люючих абсорберах; тдкислення поглинальних роз-чинiв та доокиснення сульфи-юшв до сульфат-iонiв киснем повиря; вiддiлення сульфатiв i повернення води на стадж приготування поглинального розчину [15]. Типовi абсорбери е великогабаритними (так, для очищення вщ SO2 викидних газiв енергоблоку ТЕЦ потужшстю 660 МВт використовують абсорбер дiаме-тром 22 м i висотою 35 м). Така багатостадшна схема i громiздке обладнання потребують значних катталь-них та експлуатацiйних витрат. Так, варпсть установки очищення викидних газiв ТЕЦ становить ~15 % вiд вартостi енергоблоку, а експлуатацшш витрати елек-троенергii досягають 2 % його потужность Вщтак для здешевлення очищення стадii абсорбцп, окиснення та, за можливосп, пиловловлення дощльно сумiщати в одному високоефективному апарат^ який повною мь рою вщповщатиме фiзико- хiмiчним характеристикам зазначених процеав.
уз
3. Мета i завдання дослщжень
Мета роботи полягала у теоретичному аналiзi впливу головних технолопчних параметрiв процесу на ефектившсть очищення викидних промислових газiв вiд SO2.
Для досягнення поставленоi мети необхiдно вирь шити таю завдання:
- пвдбрати дешевий та ефективний абсорбент;
- виокремити головш чинники штенсифжацп про-цеав хемосорбцii SO2 та його окиснення розчиненим у поглинальному розчиш киснем, дослщити iхнiй вплив на перебк процесу;
- на основi критичного аналiзу iснуючоi масооб-мiнноi апаратури та фiзико-хiмiчних характеристик процесiв очищення викидних газiв пiдiбрати ефективний масообмшний апарат.
4. Результати теоретичних дослщжень процесу абсорбци 802
4. 1. Вибiр абсорбента
За природою абсорбенпв промисловi методи мож-на подшити на: абсорбцiю водою; суспензiею вапняка; розчинами оксидiв лужних металiв (MgO, СаО, ZnO); водними розчинами солей амошю; розчинами солей металiв змiнного ступеня окиснення. Вибiр методу ви-значаеться вимогами природоохоронного законодав-ства, техшко-екош^чними показниками, можливш-тю промислового використання продуктiв очищення.
SO2 е полярною сполукою, тому достатньо добре розчиняеться у полярних розчинниках, зокрема у вод^ яка е найдешевшим з шнуючих поглиначiв. В обласп низьких концентрацiй SO2 його розчиннiсть описуеть-ся законом Генрь Тому, для наближених розрахунюв розчинностi SO2 у водi, за робочих температур i пар-щальних тискiв абсорбцii, скористались емпiричною формулою [16]
С> = 2,2510—3 ■ р5ог 1,03632
(2)
де С|О - концентрацiя SO2 у розчинi, г/дм3; -парщальний тиск SO2, Па; Т - температура, К.
Мжмальну питому витрату абсорбенту (води) ви-значали за стввщношенням
и =
С0 - С1
СР1 — СР0 '
^БО. ^О,
(3)
де 1т1п - мшмальна питома витрата абсорбента, дм3/нм3; С°о, СБо - концентрацii БО2 у газовш фазi на входi
i виходi з абсорбера, г/нм3; СрО , СрО - концентрацii БО2 у розчинi на входi i виходi з абсорбера, г/дм3 (для чистоi води СрО =0 г/дм3).
Результати розрахунюв мiнiмальноi питомоi ви-трати води для очищення газу з вмштом БО2 0,5 % об. (14,6 г/нм3) до регламентованих норм 200 мг/нм3, в дiапазонi робочих температур 283...353 К, наведено в табл. 1.
Температура промислових викидних газiв, зде-б^ьшого, коливаеться в межах 373.1023 К, вщпо-вiдно температура мокрого термометра становить
313.353 К [17]. Вщтак мшмальна питома витрата води - 52,59.218,95 дм3/нм3. Реальна витрата буде перевищувати теоретичну, осюльки розрахунок проводили для щеального апарата, який працюе в проти-течiйного режимi i в якому досягають рiвноважного стану у системi газ-рiдина. Крiм того, з точки зору за-хисту довкiлля, як цiлiсноi системи, переведення БО2 в рiдку фазу не виршуе екологiчнi аспекти, осюльки вiдбуваеться перемiщення забруднення з одного виду середовища в шше, вщтак забруднена вода потребува-тиме очищення.
Таблиця 1
Результати розрахунюв впливу температури на розчиншсть SO2 та мiнiмальну питому витрату води
т СР1 8О2 !тт т СР1 8О2 !т1п
К г/дм3 дм3/нм3 К г/дм3 дм3/нм3
283 0,798 18,05 323 0,192 75,13
293 0,559 25,78 333 0,134 107,31
303 0,391 36,82 343 0,094 153,29
313 0,274 52,59 353 0,066 218,95
Враховуючи вищезазначене, прийшли до висновку, що в якосп абсорбента вода мае дуже обмежене використання i практично процес може бути промислово впроваджено у випадку наявност великих обсяпв холодно! води з пiдвищеною лужнiстю.
Серед промислових абсорбенпв найбiльший прак-тичний штерес представляють доступнi та дешевi лужнi сполуки Кальцiю, зокрема карбонат СаСО3 та гiдроксид Са(ОН)2. Недолжом цих сполук е низь-ка розчиншсть вихвдних речовин та продукпв реак-цп (значення добуткiв розчинност СаСОз, Са(ОН)2, СаБОз та СаБО4 становлять 4,810-9; 5,510-6; 1,310-8 та 9,110-6 вiдповiдно [6]). Це е причиною того, що в процеа використовують не розчини, а суспензп, ввд-так iнтенсивнiсть хемосорбцп незначна i лiмiтуеться швидкiстю розчинення твердо! фази. У результат хемосорбцп БО2 на поверхнi суспендованих частинок абсорбента утворюються твердофазш продукти реакцп, якi сповiльнюють взаемодiю i перешкоджають повно-му використанню лужного компонента. Це призводить до перевитрати реагенту, а утворений продукт мае змшний юльюсний та якiсний склади, що утруднюе його використання. Крiм того, малорозчинш сполуки Кальцiю осiдають на стшках апаратiв, комунiкацiй, що ускладнить нормальне функцюнування техноло-гiчного процесу i е перепоною для його широкого впровадження.
У попередшх дослiдженнях [18] було обгрунтовано, що практичний штерес представляе рщинно-окисна технологiя з використанням розчину №ОН у якостi промiжного абсорбенту. Технологiчний процес очищення буде складатись з таких стадш: хемосорбщя БО2 розчином натрiю гвдрооксиду; конверсiя одержаних у рiдкiй фазi сульфiт- гiдрогенсульфiтiв натрiю (Na2SO3, №НБО3) у вiдповiднi сульфати (Na2SO4, №НБО4) за допомогою кисню викидних газiв чи повiтря; реге-нерацiя поглинального розчину сполуками Кальщю (Са(ОН)2, СаСО3) з одержанням гiпсу (СаБО4х2Н2О) та повернення регенерованого поглинального розчину №ОН в цикл вловлення БО2. Запропонований техно-
лопчнии процес мае таю переваги: висока розчиншсть сполук Натрт, що унеможливлюе 1хню кристалiзацiю та дае змогу перевести хiмiчний процес у кшетичну область; для вловлення SO2 можна використовувати концентроваш поглинальнi розчини, що знижуе 1хш об'еми та витрати на збер^ання та перемiщення рщин-них потокiв; внаслiдок режимного проведення про-цесу регенерацii отримують високояюсний побiчниИ продукт - будiвельниИ гшс.
4. 2. Фiзико-хiмiчнi основи хемосорбцп 802 вод-ними розчинами №ОН та його окиснення розчиненим киснем
Глибина вилучення SO2 з низькоконцентрованих газових викидiв залежить вiд парцiального тиску SO2 над поглинальним розчином.
Процеси якi вiдбуваються тд час хемосорбцii SO2 водними розчинами №СН, можна виразити такими рiвняннями:
SO2 5Ср, (4)
SOр + 2NaOH Na2SO3 + Н20. (5)
У водному розчиш сiль Na2SOз гiдролiзуе
Na2SO3 + НОН NaOH + NaHSO3, (6)
загалом гiдролiз зводиться до взаемодп
5С2- + НОН СН- + Н5С- . (7)
Оскiльки поглинальний розчин е лужний, то е тд-стави вважати, що в початковий момент гiдролiз значно послаблений, а основним продуктом хемосорбцп буде №25С3. Утворена иль е стшкою, ввдтак парцiальниИ тиск SO2 над поглинальним розчином буде незначним, що тдтверджуеться лггературними даними [16]:
Рзо2 = кт
С2
V
С
-у№Н5О3 та С№,503
^Кт = 6,6439 -
1987 Т '
К
№25С3 г
110-
КН5С
та К
№Н5С3 г
110-К^
де К^3, К^0- - константи дисоцiацii, значення яких: 1,2010-2; 6,3110-8, вiдповiдно [19].
Зв'язок мiж константою гiдролiзу i ступенем пдро-лiзу (Ь) виражаеться стввщношенням
К=
С
1 - Ь
(11)
де С - концентращя сол^ моль/дм3.
Скориставшись цими рiвняннями розрахували рН розчишв Na2SС3, NaHSС3 Так, за концентрацп солей 1 моль/дм3 значення пдрогенних показникiв становить: рНМ503 = 7,96 та рНКа25С3 = 10,60.
Емтрично встановлено [9] залежшсть мiж рiвно-важним значення рН води та концентращею 5С2 в газовш фазi
рН = 2,23 - 0,633 ■ lgCS
(12)
(8)
де Р5С - парщальний тиск 5С2, Па; С концентрацп пдрогенсульфиу та сульфiту натрiю вщ-повiдно, моль/100 моль Н2О; КТ коефiцiент, який залежить вщ температури (Т, К) та природи катюна, для розчинiв Na2SС3, №Н503 може бути розрахований за емтричною залежнiстю
(9)
Межi змiни рН у сульфи-гвдрогенсульфггаих роз-чинах можна розрахувати теоретично. Так, як №Н503 та №503 солi, утворенi катюном сильного гiдрооксиду та анiоном слаб^ кислоти, то константи гiдролiзу можна розрахувати за рiвняннями:
(10)
де С50 - концентрацiя сульфуру(IV) оксиду в газi, %. Провiвши за формулою 12 розрахунки для ГДВ5С = =200мг/м3 (1,510-2 %) встановили, що зазначенш гра-ничнiИ концентрацп 5С2 в газi вiдповiдае рН абсорбента 3,4.
З вищезазначеного, можна зробити таю висновки:
- парщальний тиск 5С2 рiзко зростае iз збшыпен-ням вмiсту №Н503. За значення рН>10 рiвноважниИ парщальний тиск 5С2 над поглинальним розчином практично вщсутнш, вiдчутне збiльшення концентрацп 5С2 в газовiИ фазi можливе за рН<8, мiнiмальне теоретичне значення рН поглинального розчину за якого можна досягнути нормативних показниюв очи-щення - 3,4;
- iз збiльшенням температури зростае значення ко-ефiцiенту КТ та, вiдповiдно, збшьшуеться парцiальниИ тиск 5С2 над поглинальними розчинами;
- у випадку розведення поглинальних розчишв, парщальний тиск знижуеться. Вщтак для глибшого очищення дощльно використовувати розведенi роз-чини.
Загалом, парщальний тиск 5С2 залежать вiд бага-тьох факторiв, зокрема вiд складу поглинального роз-чину, який в проце« в процесi хемосорбцii юльюсно i якiсно змiнюеться. Теоретично врахувати вплив уах чинникiв на склад поглинального розчину практично неможливо. Експериментально визначати змшу концентрацш вах компонентiв розчину в динамiчних умовах технолопчного процесi - складно та затратно, тому для технолопчного контролю процесу хемосорбцп сульфуру(^) оксиду дощльно встановити залежност глибини вловлення 5С2 вiд iнтегрованого показника - рН поглинального розчину.
Як зазначалось вище, лiмiтуючою стадiею досль джуваного процесу е рiдинно-фазне окиснення суль-фiт-гiдрогенсульфiт-iонiв (Н5С3-, 5С32-) до сульфат-iонiв (5С42-) киснем викидних газiв. Ймовiрно, що швидкiсть цього процесу визначатиметься концентращею кисню у поглинальному розчиш, що зумовлено його низькою розчиншстю. Вiдтак, вмкт сульфiтiв буде значно перевищувати стехюметрт, тому можна вважати що реакщя буде мати псевдоперший порядок за киснем. Це тдтверджено експериментальними до-слiдженнями [20, 21] i описано кшетичним рiвнянням
—5с_=к ■ сО
ат 02
(13)
14
14
де СО - концентращя кисню в розчиш, моль/дм3; к -2 . константа швидкостi реакцп, с 1.
Окисненню сульфiт- пдрогенсульфтв присвячено велику кiлькiсть емпiричних i теоретичних досль джень, якi систематизовано i узагальнено у роботi [22]. Встановлено, що залежшсть швидкостi окиснен-ня амонiю сульфiтiв вiд загальноi концентрацiя по-глинального розчину мае максимум, що зумовлено змiною характеру взаемодп: нижче певного значення (<2...3 моль/дм3) процес окиснення лiмiтуеться хiмiч-ним перетворенням, а вище - швидюстю розчинення кисню. Вщповщно концентрацiя кисню чинить вщ-чутний вплив за високих концентрацш поглинального розчину. Зростання температури до 323 К призводить до незначного прямолшшного зб^ьшення швидкост окиснення, а в температурному дiапазонi 323...353 К iнтенсивнiсть окиснення суттево зростае, що зумовле-но саморозкладом з утворенням тюсульфат- (52С32-) та тритюнат-юшв (53С62-), якi е каталiзаторами процесу окиснення. Подiбнi результати одержано для розчишв сульфiт- гiдрогенсульфiтiв Магшю, Натрiю, Кальцiю.
Враховуючи те, що окиснення е процесом, який лiмiтуеться опором рiдкоi фази, можна вiдкинути вплив газових факторiв i зосередитись на залежносп швидкостi окиснення вiд масопередачi в рвдкш фазi. Такими факторами е густина зрошення, температура, склад i фiзичнi властивостi поглинального розчину. Узагальненi результати дослщжень процесу окиснення розчишв сульфи - гiдрогенсульфiтiв у насадкових абсорбера узагальнено у вигладi та^ залежностi:
A ■ Q07 ■ a ■ (S/C)6 рц
(14)
де uO - швидкiсть окиснення (маса прореагованого кисню на одинищ поверхнi насадки за одиницю часу), г/(м2-с); Q - густина зрошення, м3/(м2^с); а - без-розмiрний температурний коефiцieнт; S/C - молярне стввщношення розчиненого SO2 до ввдповвдного гщ-рооксиду, моль/моль; р - густина поглинального розчину, кг/м3; ^ - в'язкiсть поглинального розчину, кг-с/м2; А - коефщвнт пропорцiйностi, для насадкових апара-пв А=0,8.
Проаналiзувавши рiвняння 14, можна зробити таю висновки:
- визначальний вплив на процес окиснення чинить молярне ствввдношення S/C, осюльки швидкiсть окиснення пропорцшна цьому показнику у шостому степенi;
- збiльшення спiввiдношення S/C означав, що швидюсть окиснення NaHSO3 в значно вищою нiж для Na2SO3, а тому процес окиснення дощльно проводити за низьких значень рН, що добре узгоджувться з теоретич-ними положеннями;
- для штенсифжацп процесу окиснення хемосор-бованого SO2 необхщно пiдвищувати температуру поглинального розчину (зростав коефiцiвнт а, зменшу-ються ^ та р) та зб^ьшувати густину зрошення.
Загалом, технологiчно дощльш умови проведення процесiв хемосорбцiï та окиснення значно вiдрiзня-ються, а в багатьох випадках взавмозаперечш: для забезпечення високих значень ступеня абсорбцп не-обхiдно проводити процес за високих значень рН та низьких температур, а для окиснення хемосорбовано-го SO2, навпаки - знижувати рН та тдвищувати темпе-
ратуру. Реалiзувати такий процес можна у протитечш-ному режимi в апаратi, робота який наближавться до моделi реактора вдеального витiснення.
4. 3. Вибiр головного масообмшного апарата
Ефективнiсть апараив у процесi оптимiзацiï визна-чають за критерiвм Майкова [21]
K
M =-,
a S В
(15)
де ЕВ - сума каттальних та експлуатацшних вит-рат, грн.
Значна частина експлуатацшних витрат пов'яза-на з взавмним перемщенням контактуючих фаз. 1з збiльшенням швидкост '¿х руху зростав гiдравлiчний отр системи та енерговитрати. Тому, критерiями ефек-тивностi системи очищення обрали ступшь абсорбцiï, число одиниць перенесення та гiдравлiчний опiр. Ступшь абсорбцiï, який забезпечить досягнення норм 6С (200 мг/нм3), становить
Х„й„ =
C0 - C1
■100 =
14,6 - 0,2 14,6
100 = 98,6 %. (16)
За високих значень ступешв очищення ефектив-нiсть роботи апарата дощльно виражати числом оди-ниць перенесення
N = ln
1
- = ln
1
(1 - Xabs/100) (1 - 98,6/100)
= 4,3.
(17)
Зважаючи на те, що апарат повинен мати перспек-тиви поглиблення ступеня очищення та стаб^ьно пра-цювати в режимi ткових навантажень, прийняли N>6.
Згiдно класифжацп запропонованоi в роботi [13], ва дифузiИнi апарати системи Г-Р умовно об'еднано у три групи: з фжсованою поверхнею контакту (плiв-ков^ розпилювальнi); з поверхнею контакту, яка утво-рюеться у процесi руху потоюв (тарiлчастi; насадковi); апарати iз зовнiшнiм пiдведенням енергii (вiдцентровi, з мехашчними перемiшуючими пристроями).
Серед апарапв з фiксованою поверхнею контакту фаз найпоширенiшi розпилювальнi, пустотiлi апарати, перевагами яких е: можливкть створення вели^ поверхнi контакту фаз, простота конструкцп та надш-нiсть роботи, низький гiдравлiчний опiр, який для цiеi групи апаратiв наближено можна розрахувати за пи-томими значеннями ДР^=20...50 Па [12]. Вiдповiдно гiдравлiчний опiр проектованого апарата становитиме ДР=20...50-6=120...300 Па. Головнi недолiки: низька пи-тома потужшсть, що зумовлюе значш габарити апара-тiв та вщповщш витрати у процесi експлуатацii; важко забезпечити протитечшний рух фаз; число одиниць переносу - 2.3, вщтак для забезпечення необхщного ступеня очищення потрiбно 2.3 послiдовно розмь щених апарати [12, 23]. Швидюсть масообмшу в цих апаратах визначаеться молекулярною дифузiею, яка е функцiею властивостей взаемодтчих фаз, зокрема в'язкостi, що обмежуе можливосп Иого iнтенсифiкацii.
У апаратах другоi групи iнтенсивнiсть процеив масоперенесення вища, утворення мiжфазноi поверхш вiдбуваеться в динамiчному режимi, за рахунок потен-
C
SO
O
щально1 енергп рiдини i кiнетичноi енергп газу. Пере-несення маси у цих апаратах вщбуваеться у результат вихровоi та молекулярноi дифузiй, приблизно 50 % масоперенесення здшснюеться у перюд формування дисперсii (крапель, бульбашок) [24]. Особливо вщ-чутним е зростання показникiв масоперенесення у ре-жимi iнверсii фаз: явища, коли дисперсне середовище стае дисперсною фазою, а дисперсна фаза - дисперсш-ним середовищем [13], тобто вщбуваеться iнтенсивне оновлення мiжфазноi поверхнi. Апарати другоi групи е значно ефектившшими у порiвняннi з апаратами першоi групи (число одиниць переносу - 5.10), проте, для них вщношення AP/N становить 100.400 Па [12], вщповщно гiдравлiчний опiр проектованого апарата -AP=100...400-6=600...2400 Па. Крiм того, апарати другоi групи чутливi до запилення газу, а тому перед абсорб-щею газ, як правило, попередньо очищають вiд пилу.
Загалом штенсифжащя масообмiну в вищерозгля-нутих апаратах полягае у турбулiзацii контактуючих потокiв. У режимi розвинутоi турбулентноси (автомо-дельний режим) коефiцiент масопередачi практично не залежить вiд молекулярноi дифузii i в'язкостi. Його можна розрахувати за формулою [25]
К = А ■ u ■ (1+f),
(18)
де А - емшричний коефiцieнт пропорцiйностi, кг/(м3-Па); u - вiдносна швидкiсть руху фаз, м/с; f -фактор гiдродинамiчного стану двофазноï системи, який визначають за такою формулою:
f =
AP1-2 -AP1 +E
Ap
(19)
де AP1-2, AP1 - onip двофазного i однофазного потоюв, за однаково! швидкoстi однофазного потоку вщпо-вiднo, Па; Е - питома зовшшня енеpгiя, вiднесена до одинищ об'ему, Па.
Пpoаналiзувавши piвняння (18), (19), можна зро-бити таю висновки: потенцшш мoжливoстi апарапв першо1 i друго1 груп обмежеш, а спроби iнтенсифiкацii за рахунок зб^ьшення вiднoснoi швидкoстi фаз при-водять до значного збiльшення гiдpавлiчнoгo опору та краплевиносу, що утруднюе pеалiзацiю протите-чiйнoгo режиму. Ефективним шляхом штенсифжацп масooбмiну е тдведення зoвнiшньoi енеpгii.
У апаратах третьо! групи pеалiзoванo довготрива-лий стшкий режим iнвеpсii фаз, за рахунок введення енергп i пiдтpимання високих значень числа Re. Серед апарапв тpетьoi групи найширше представлен вiдцентpoвi апарати (ВА), в яких накладання поля вщцентрових сил призводить до зб^ьшення мiжфаз-но! активнoi пoвеpхнi, розширення дiапазoну стiйкoi роботи за значних швидкостей газу та зниженого кра-плевиносу. Створено багато конструкцш вiдцентpoвих апараив. Промислове використання знайшли апарати, яю умовно можна poздiлити на три групи: ротацш-нo-баpбoтажнi апарати (РБА), вихpoвi баpбoтажнi апарати (ВБА), апарати типу «HiGee» (high gravity, висока гравггащя) [26].
В апаратах РБА газ барботують через шар рщи-ни, яка утримуеться за рахунок ввдцентрових сил на стшках ротора, частота оберпв ротора - 16.67 с-1. Масообмш в апаратах типу ВБА вщбуваеться у бар-
ботажному шарi за рахунок енергп газового потоку, який вводять тангенщально, через завихрювач^ у стащонарну вихрову камеру [27]. Середня швидюсть газу досягае 5 м/с. Для апарапв «HiGee», як активний об'ем використовують контактори рiзноманiтних конструкцш, якi розмiщено в серединi ротора, що оберта-еться з частотою 5,0.13,3 с-1. Залежно ввд конструкцп насадки-контактора, взаемодiя фаз вiдбуваеться в плiвковому чи плiвково-крапельному режимах. Щ апарати е високопродуктивними [28, 29], що зумов-лено високою середньою швидкiстю газовоï фази (до 15 м/с), '¿х широко застосовують у сучасних промисло-вих виробництвах [30-32].
Вс описанi вищеперелiченi вiдцентровi апарати характеризуются малим часом контактування (деюль-ка мiлiсекунд), а тому область '¿хнього використання обмежена i визначаеться швидюстю процесу, зокрема, дощльним е використання вiдцентрових абсорберiв для вловлення добре розчинних газiв. У зв'язку з тим, що у ротацшних апаратах виникае значне вщцентрове навантаження, до обертових елеменпв ротора та гер-метизацп апарата ставлять тдвищеш вимоги.
Згiдно дослiджень [33], довжина струменя рщи-ни, який витжае iз отвору цилiндра, що обертаеться, перебувае в межах 0,14.0,24 м, залежно вщ режиму роботи. Дiаметр роторних апараив конструктивно обмежений, вщстань мiж ротором i корпусом чи еле-ментами насадки-контактора не перевищуе декiлькох сантиметрiв. Тому, можна стверджувати, що само-вiльний под^ струменiв i крапель рiдини у в^ьному об'емi роторного апарату малоймовiрний, а оновлення поверхнi мiжфазного контакту у роторних апаратах вщбуваеться в результат удару струменiв рiдини об стшку чи елементи контактора, що призводить до перевитрати енергп та значного гiдравлiчного опору, який для вщцентрових промислових апарапв стано-вить 2500.4500 Па.
Загальним недолжом всiх розглянутих апаратiв е те, що за висо^ штенсивност контакту фаз ввдбу-ваеться рiвномiрний перерозподiл пiдведеноï енергп Е (19) в об'емi апарата, тодi як отр масоперенесенню зосереджений поблизу поверхш роздiлу фаз, куди доцiльно тдводити енергiю. Крiм того, у багатьох кон-струкцiях абсорберiв енергiю до системи тдводять за допомогою газового потоку, хоча вщомо, що коефвдент молекулярноï дифузiï у системi Г-Р у 104.105 рази мен-ший, у порiвняннi з системою газ-газ. Ввдтак головний опiр, здебiльшого, зосереджено зi сторони рiдини. Це призводить до того, що прирост коефвдента масопе-редачi менший вiд приросту енерговитрат, а значення критерт Майкова (15) е низьким.
З вищезазначеного випливае, що завдання ш-тенсифжацп масообмiну полягае у перерозподiлi пiдведеноï енергiï i локалiзацiï ïï дп в областi контакту фаз [24]. Для реалiзацiï принципу дискретно-iмпульсного введення енергiï та ïï трансформацп у межах поверхнi розд^у фаз у масообмiнному апа-рат необхiдно створити нестацiонарний iнерцiйний режим роботи, тобто реалiзувати коливний, пуль-сацiйний рух середовища, який характеризуеться змшою швидкостi i вектора ïï напрямку, локальним спадом чи шдвищенням тиску, гiдравлiчними ударами тощо. Шдводити енергiю доцiльно безпосередньо до рiдкоï фази, що дасть змогу швидко оновлювати
поверхню контакту та pi3KO знизити витрату енергп на стиснення газу.
Критичний аналiз iснуючих масообмiнних апа-рапв для систем газ-рiдина показав, що вищезазна-ченим вимогам вiдповiдаe горизонтальний апарат з ковшоподiбними диспергаторами (ГАКД) [34], який складаеться з горизонтального корпусу, у нижнш частинi якого розмщено жолоб для рiдини, над яким розташований повздовжнiй вал з попарно розмще-ними ковшоподiбними диспергаторами. У процес обертання валу ковшi почергово захоплюють рiдину з жолоба, а в момент виходу з рщини диспергують ïï в об'ем апарата через шдлини, якi розмшеш на зовшш-нiй поверхнi ковша тд кутом 45o.
Головними перевагами ГАКД е:
- зовшшня енерпя пiдводиться безпосередньо до рiдини, краплi якоï одержують значну кiнетичну енер-гiю та початкову швидкiсть, що рiзко зменшуе опiр зi сторони газовоï плiвки;
- рiдина багаторазово диспергуеться в об'ем газового потоку, що дае змогу зреалiзувати пульсацшний рух середовища, завдяки перюдичному чергування стадш захоплення рiдини i ïï диспергування та не-стащонарност руху диспергованоï рiдини в аченш апарата;
- у результатi зiткнення диспергованих краплин iз стiнками апарата та мiж собою формуеться вто-ринна крапельна завша, вiдбуваеться багаторазове утворення, дроблення та коалесценщя крапель у вшьному об'емi апарата, що вщчутно оновлюе мiж-фазну поверхнi i рiзко iнтенсифiкуе масоперенос з боку рiдинноï плiвки;
- змiнюючи швидюсть обертання валу та кiлькiсть диспергаторiв, можна в широкому дiапазонi регулю-вати вiдносну швидкiсть руху фаз, питому витрату диспергованоï рiдини, дисперсшсть крапель, стввщ-ношення мiж витратами рiдкоï i газоподiбноï фаз;
- в апарап легко зреалiзувати протитечшний режим процесу, за якого хемосорбщя SO2 вiдбувалася б у лужному розчиш, а окиснення - в нейтральному чи слабокислому;
- завдяки перехресному руху потоюв, спещаль-нш конструкцп диспергатора та iмпульсному режиму
диспергування, гiдравлiчний опiр ГАКД не перевищуе опору розпилювальних пустотiлих апарапв, а питомi енергетичнi витрати на диспергування рщини значно меншi, у порiвняннi з форсунками i не перевищують 50 Вттод/м3 за технолопчно доцiльноï лiнiйноï швид-костi кшщв диспергатора 10.12 м/с (дiаметр промис-лового диспергатора -1.1,2 м) , що ввдповвдае невисо-ким частотам обертання валу - 2,6...3,8 с-1;
- апарат добре зарекомендував себе у виробничих умовах зокрема, для очищення газових викидiв ввд пилу [35], а тому процес пиловловлення i хемосорбцп можна сумштити в одному ГАКД.
5. Висновки
1. Економiчно дощльними абсорбентами для процесу хемосорбцп SO2 е лужш сполуки Кальщю, зокрема карбонат СаСО3 та гiдроксид Са(ОН)2. Недолжом цих сполук е низька розчиншсть вихiдних речовин та продуктiв реакцп, тому доцiльно використовувати NaOH у якоси промiжного абсорбента, який тсля ста-дiй хемосорбцiï та окиснення регенерувати сполуками Кальщю i повертати у цикл вловлення SO2.
2. Умови штенсифжацп процеав хемосорбцiï та окиснення SO2 значно вiдрiзняються: швидюсть процесу хемосорбцiï зростае за високих значень рН та низьких температур, а окиснення хемосорбованого SO2 навпаки - за низьких рН та високих температур; отр хемосорбцп SO2 зосереджений в газовш фаз^ а для процесу окиснення хемосорбованого SO2 - у рвд-кш. Тому процеси масообмiнну необхiдно здшснювати у протитечiйному режимi в апарап з низькими значен-нями дифузшних опорiв.
3. Високоефективним апаратом, використання якого дасть змогу забезпечити штенсивний перебiг масообмiнних процесiв та пиловловлення, е горизонтальний апарат з ковшоподiбними диспергаторами. Вш характеризуеться: високим коефвдентом масо-передачi, невеликими енергозатратами, простою екс-плуатацiï, доброю керовашстю у широкому дiапазонi значень технолопчних параметрiв та мае перспективи поглиблення ступеня очищення.
Лиература
1. Яворський, В. Т.: Технолопя арки i сульфатно! кислоти [Текст] / В. Т. Яворський. - Льв1в: Видавництво Нацюнального ушверситету "Львiвська пол^ехшка", 2010. - 404 с.
2. Smith, S. J. Anthropogenic sulfur dioxide emissions: 1850-2005 [Text] / S. J. Smith, J. van Aardenne, Z. Klimont, R. J. Andres, A. Volke, S. Delgado Arias // Atmospheric Chemistry and Physics. - 2011. - Vol. 11, Issue 3. - P. 1101-1116. doi: 10.5194/ acp-11-1101-2011
3. Directive 2010/75/eu of the european parliament and of the council of 24 November 2010 on industrial emissions (integrated pollution prevention and control) [Electronic resource]. - Official Journal of the European Union. L 334/17. - P. 17-119. -Available at: http://eur-lex.europa.eu/legal-content/EN/TXT/?uri=CELEX%3A32010L0075
4. Бубнов, В. П. Исследование эколого-экономических показателей систем очистки газовых выбросов от диоксида серы [Текст] / В. П. Бубнов, Д. А. Довнар. // Энергетика. Известия высших учебных заведений и энергетических объединений СНГ. - 2013. - № 1. - С. 65-72.
5. Siagi, Z. O. An overview of SO2 emissions reduction techniques [Text] / Z. O. Siagi, M. Mbrawa. // R&D Journal of the South African Institution of Mechanical Engineering. - 2008. - Vol. 24, Issue 1. - Р. 26-33. - Available at: http://www.saimeche.org. za/?page=RD_2008
6. Смотраев, Р. В. Исследование термодинамического равновесия процесса абсорбции диоксида серы электрохимически об-работаным поглотительным раствором [Текст] / Р. В. Смотраев, Е. А. Манидина // Вопросы химии и химической технологии. - 2013. - № 2. - С. 92-96.
7. Смотраев, Р. В. Определение кинетических характеристик процесса абсорбции диоксида серы электрохимически обработа-ным поглотительным раствором [Текст] / Р. В. Смотраев, Е. А. Манидина // Пращ Одеського пол^ехшчного унуiверсите-ту. - 2013. - № 3. - С. 222-226.
8. Михайленко, Г. Г. Защита воздушного бассейна от оксидов серы [Текст] / Г. Г. Михайленко, Д. В. Миронов, И. Я. Сигал. -Одесса: Астропринт, 2001. - 84 с.
9. Цейтлин, М. А. Абсорбционная очистка газов в содовом производстве [Текст] / М. А. Цейтлин, В. Ф. Райко, Л. Л. Товажнян-ский, В. П. Шапорев. - Харьков: НТУ «ХПИ», 2005. - 144 с.
10. Tsouris, C. Process Intensification - Has Its Time Finally Come? [Text] / C. Tsouris, J. V. Porcelli. // Chemical Engineering Progress. - 2003. - Vol. 99. - Р. 50-55. - Available at: https://www.researchgate.net/publication/283147973_Process_ Intensification_-_Has_Its_Time_Finally_Come
11. Yavorskyi, V. Principals for the creation of effective and economically sound treating processes of industrial emissions with sulfur oxide low content [Text] / V. Yavorskyi, А. ^leslr, I. Yavorskyi // Chemistry & chemical technology. - 2013.- Vol. 7, Issue 2. - Р. 205-211.
12. Рамм, В. М. Абсорбция газов; изд. 2-е, переработ. и доп. [Текст] / В. М. Рамм. - М.: Химия, 1976. - 656 с.
13. Кафаров, В. В. Основы массопередачи: Системы газ-жидкость, пар- жидкость, жидкость-жидкость; 3-е изд, перераб. и доп. [Текст] / В. В. Кафаров. - М.: Высшая школа, 1979. - 439 с.
14. Sander, R. Compilation of Henry's Law Constants for Inorganic and Organic Species of Potential Importance in Environmental Chemistry [Text] / R. Sander // Air Chemistry Department Max-Planck Institute of Chemistry. - 1999. - Available at: http:// www.henrys-law.org/henry-3.0.pdf
15. Соловьев, А. К. Очистка дымовых газов от оксидов серы [Текст] / А. К. Соловьев, В. О. Михеев, П. С. Пуликов // Вестник Сибирского государственного индустриального университета. - 2014. - № 3 (9). - C. 33-36.
16. Григорьев, Л. Н. Основы расчета оборудования для химической очистки и обезвреживания выбросов [Текст] / Л. Н. Григорьев, Т. И. Буренина. - Санкт-Петербург: СПб ГТУ РП. СПб., 2013. - 110 с.
17. Швыдкий, В. С. Очистка газов: справочное издание [Текст] / В. С. Швыдкий, М. Г. Ладыгичев. - М: Теплоэнергетик, 2002. - 640 с.
18. Яворський, В. Т. Очищення газiв з низьким вмютом SO2 водними розчинами гщрооксвддв [Текст]: зб. тез доповщей мiжнар. наук.-техн. конф. / В. Т. Яворський, А. Б. Гелеш, I. 6. Яворський // Актуальш задачi сучасних технологш, 2014. - С. 41-42.
19. Голодов, В. А. Окисление диоксида серы в водных растворах [Текст] / В. А. Голодов, Л. В. Кашникова // Успехи химии. -1988. - Т. LVII, № 11. - С. 1796-1813.
20. Хасанов, В. В. Исследование антиокислительных свойств соединений с использованием реакции окисления сульфита натрия [Текст] / В. В. Хасанов, Г. Л. Рыжова, Е. В. Мальцева // Химия растительного сырья. - 2004. - № 3. - С. 77-85.
21. Бортникова, Н. А. Механизм, кинетика и способ интенсификации процесса хемосорбции SO2 содовым раствором [Текст] / Н. А. Бортникова, И. А. Махоткин, К. А. Павлова и др. // Вестник Казанского технологического университета. - 2013. -№ 7. - С. 222-224.
22. Чертков, Б. А. Исследования в области окисления сульфит-бисульфитных растворов [Текст] / Б. А. Чертков. - Исследование по химии и технологии удобрений, пестицидов, солей. - М: Наука, 1966. - С. 99-112.
23. Черчинцев, В. Д. Совершенствование абсорбционных процессов улавливания диоксида серы из газов агломерационного производства [Текст] / В. Д. Черчинцев, Ю. Е. Савина // Вестник МГТУ им. Г. И. Носова. - 2012. - № 1. - С. 21-23.
24. Васильев, М. И. Интенсификация массообмена гетерогенных систем [Текст] / М. И. Васильев, А. С. Сурков, В. П. Шапорев // Вюник Нацюнального техшчного ушверситету Украши «Кшвський пол^ехшчний шститут». - 2009. - Вип. 57. - С. 164-173.
25. Лавриненко, А. А. Гидродинамика и массообмен в скрубберной камере с S-образными разбрызгивателями [Текст]: дис. ... канд. техн. наук / А. А. Лавриненко. - Львов, 1989. - 198 с.
26. Борисов, И. И. Центробежные контакторы: основные типы и практическое применение. Обзор [Текст] / И. И. Борисов, А. А. Халатов. // Промышленная теплотехника. - 2007. - № 29. - С. 29-33.
27. Ал Хайят Мохаммед Надим Касим Экспериментальное исследование массообменных характеристик вихревых распылива-ющих массобменных аппаратов [Текст] / Ал Хайят Мохаммед Надим Касим // Восточно-Европейский журнал передовых технологий. - 2014. - Т. 4, № 7(70). - С. 46-50. doi: 10.15587/1729-4061.2014.26252
28. Rao, D. P. Process intensification in rotating packed bed (HIGEE): An Appraisal [Text] / D. P. Rao, A. Bhowal, P. S. Goswami // Industrial Engineering and Chemistry Research. - 2004. - Vol. 43, Issue 4. - Р. 1150-1162. doi: 10.1021/ie030630k
29. Лазненко, Д. О. Гщродинамша та масообмш в диспергуючому контактному пристро!' вщцентрового масообмшного апарата [Текст]: дис. канд. техн. наук / Д. О. Лазненко. - Суми, 2011. - 178 с.
30. Chen, J.-F. The Recent Developments in the HiGee Technology [Electronic resource] / J.-F. Chen. - Research Center of the Ministry of Education for High Gravity Engineering & Technology Beijing University of Chemical Technology, GPE-EPIC, 2009. -Available at: http://inpact.inp-toulouse.fr/GPE-EPIC2009/images/presentation_chen.pdf
31. Wang, G. Q. Progress on Higee distillation - Introduction to a new device and its industrial applications [Text] / G. Q. Wang, Z. C. Xu, J. B. Ji. // Chemical Engineering Research and Design. - 2011. - Vol. 89, Issue 8. - Р. 1434-1442. doi: 10.1016/ j.cherd.2011.02.013
32. Agarwal, L. Process Intensification in HiGee Absorption and Distillation: Design Procedure and Applications [Text] / L. Agarwal, V. Pavani, D. P. Rao, N. Kaistha. // Industrial & Engineering Chemistry Research. - 2010. - Vol. 49, Issue 20. - Р. 10046-10058. doi: 10.1021/ie101195k
33. Макаров, Ю. И. О длине нераспавшегося участка струи, вытекающей из отверстия в боковой стенке вращающегося цилиндра [Текст] / Ю. И. Макаров, О. А. Трошкин, А. А. Плановский. // Теоретические основы химической технологии. -1972. - Т. 6, № 5. - С. 791-792.
34. Яворський, В. Т. Дослщження процесу очищення викидних газ1в зал1зоокисних кольорових шгмен™ на укрупнены екс-периментальнш установщ [Текст]: зб. мат. конф. IV наук-техн. конф. / В. Т. Яворський, Я. А. Калимон, З. О. Знак, А. Б. Ге-леш. - Д., 2008. - С. 360-361.
35. Yavorskyi, V. Т1геоге1;юа1 analysis of efficiency of horizontal apparatus with bucket-like dispersers in the dust trapping system [Text] / V. Yavorskyi, А. tolesh // Chemistry & chemical technology. - 2015. - Vol. 9, Issue 4. - Р. 471-478.
Розглянуто два типи радюак-тивних юнообмтних смол ^ низь-ким рiвнем активности сумш кат^ онног та атонног смол у пропорци 2:1 та атонообншну смолу. Наведено результатирозробки компаун-дiв вiдповiдно до вимог стандартiв КНР GB 7023 та GB 14569. Доведено високу ефективтсть використан-ня шлаколужних систем для iмобi-лiзацiг ридоактивних вiдходiв
Ключовi слова: лужно-активо-ват цементи, геополiмери, iмобi-лiзацiя, радюактивш видходи низь-
кого рiвня активностi
□-□
Рассмотрены два типа радиоактивных ионообменных смол с низким уровнем радиоактивности: смесь катионной и анионной смол в пропорции 2:1 и анионообменная смола. Представлены результаты разработки компаундов в соответствии с требованиями стандартов КНР GB 7023 и GB 14569. Показана высокая эффективность использования шлакощелочных систем для иммобилизации радиоактивных отходов
Ключевые слова: щелоче-акти-вированные цементы, геополимеры, иммобилизация, радиоактивные отходы низкого уровня радиации
UDC 691.5
|DOI: 10.15587/1729-4061.2016.59489
APPLICABILITY OF ALKALI-ACTIVATED CEMENT FOR IMMOBILIZATION OF LOW-LEVEL RADIOACTIVE WASTE IN ION-EXCHANGE RESINS
P. Kryven ko
Doctor of Technical Science, Professor* Е-mail: pavlo.kryvenko@gmail.com H. Cao PhD, Professor** Е-mail: caohl@hit.edu.cn O. Petropavlovskyi PhD, Senior researcher* Е-mail: petropavlovskii@mail.ru L. We ng PhD, Professor** Е-mail: leeweng@126.com O. Kovalchuk PhD, Senior researcher* Е-mail: kovalchuk.oyu@gmail.com *V. D. Glukhovskii Scientific Research Institute for Binders and Materials Kyiv National University of Construction and Architecture Povitroflotskyi ave., 37, Kyiv, Ukraine, 03037 **Shenzhen Academy of Aerospace Technology Advanced Materials Research Institute The Tenth Kejinan Road, High-tech Zone, Nanshan District, Shenzhen, PR. China, 518057
1. Introduction
The basic method used for immobilization of low- and intermediate radioactive wastes is to incorporate them into a cement matrix in order to provide their safety for human health and environment for a long period of time [1].
There exist a great variety of radioactive wastes that are difficult to process by cementation and, therefore, require an individual approach to their processing. That is why a priority
task is to develop new formulations of cements that would enhance immobilization of these wastes. Ion-exchange resins are the most difficult to process among all varieties of wastes such as liquid organic wastes, salt solutions containing large quantities of surfactants, filtrating materials, bottom precipitants or soils, and ash residues. Due to their nature, ion-exchange wastes are incompatible to cement stone hydration products; therefore, radioactive nuclides are retained in a cement matrix only due to physical or adsorption binding. These wastes are
©
