ПРАКТИЧЕСКИЕ ЗАНЯТИЙ (2). Методические указания к выполнению практических работ по по предмету металлургия редких металлов по направлениям бакалавриата

• Название: Методические указания к выполнению практических работ по по предмету металлургия редких металлов по направлениям бакалавриата
• Дата: 29.03.2023
• Размер: 0.55 Mb.
• Имя файла: ПРАКТИЧЕСКИЕ ЗАНЯТИЙ (2).doc
• Тип: Методические указания; #1022582
• страница: 4 из 5

Практическая работа № 3.

РАСЧЕТ ОБЖИГА МОЛИБДЕНОВОГО КОНЦЕНТРАТА
Цель работы: Определение рационального состава фаз, взаимодействие, и приобретение навыков по расчету.
Расчет процесса обжига

При окислительном обжиге промпродукта в интервале температур 400-500⁰С молибденит взаимодействует с кислородом с образованием МоО₃ минуя стадию образования двуокиси молибдена. Примеси сульфидных минералов меди, железа, цинка превращаются в окислы, частично в сульфаты. Окислы, сульфаты и карбонаты названных элементов в интервале температур 500-700⁰С активно реагируют с МоО₃, образуя молибдаты.

Состав огарка рассчитывается следующим образом: дисульфид молибдена при температурах выше 500⁰С интенсивно взаимодействует с кислородом по суммарной реакции:

MoS₂+3½O₂→MoO₃+2SO₂.

При обжиге в печах КС степень окисления молибденита превышает 95 %. Примем степень окисления молибденита 97 %, тогда:

_{97% 3%}

MoS₂ + 3½O₂ → (MoO₃ + MoS₂) + 2SO₂

35  0,97 = 33,95 кг Мо окисляется до МоО₃,

35  0,03 = 1,05 кг Мо недоокисленного в форме МоS₂.
33,95 кг Мо – 66,6 %

х – 100 %

х = кг МоО₃

51 - 5,8 – 0,53 – 1,152 – 1 = 42,518

В МоS₂ - 60 % и 40 % S₂

1,05 кг Мо – 60 %

х – 100 %

х = = 1,75 кг MoS₂ (1,05 кг Мо и 0,7 кг S₂).

В 58,3 кг MoS₂, сера 23,3 кг

23,3 – 0,7 = 22,6 кг сера в SО₂

В SО₂ 50 % S₂ и 50 % О₂.

(22,6  100) : 50 = 45,2 кг SО₂

2) Примем степень окисления СuS 90 %.

_{90 % 10 %}

СuS + 1,5О₂ → (СuO + CuS) + 2SO₂

4,8 кг  0,9 = 4,32 кг Cu окисляется до СuO

В СuO 79,8 % Сu и 20,2 % О₂

4,32 кг Cu – 79,8 %

х – 100 %

х = = 5,4 кг СuO (4,32 кг Сu и 1,08 кг O₂).

4,8  0,1 = 0,48 кг Сu недоокисляется и останется в форме СuS. В СuS 66,4 % Сu и 33,6 % S₂.

0,48 кг Cu – 66,4 %

х – 100 %

х = = 0,7 кг СuS (0,48 кг Сu и 0,22 кг O₂).

В 7,3 кг СuS серы – 2,5 кг

2,5 - 0,22 – 2,28 кг серы в SO₂ (50 : 50).

(2,28  100) : 50 = 4,56 кг SO₂.

→ СuMoO₄.

СuO вступает в реакцию с MoO₃ в интервале температур 300-700⁰С. Так как в многоподовой печи температура не должна перевыщать 590⁰С, то примем, что из всего СuO с MoO₃ вступает в реакцию 60 % СuO.

5,4 кг СuO – 100 %

х кг СuO – 60 %

х = = 3,24 СuO
79,5 кг СuO – 144 кг MoO₃

3,24 кг СuO – х % MoO₃

х = = 5,8 MoO₃

СuMoO₄ = 3,24 + 5,8 = 9,04 кг.
3) Принимаем степень окисления FeS₂ 90 %.

_{90 % 10 %}

4FeS₂ + 11O₂ → 2(Fe₂O₃ + FeS₂) + 8SO₂.

5,7  0,9 = 5,13 кг Fe окисляется до Fe₂O₃.

В Fe₂O₃ 70 % Fe и 30 % O₂.

5,13 кг Fe – 70 %

х кг – 100 %

х = = 7,32 Fe₂O₃.

5,7  0,1 = 0,57 кг Fe недоокисляется и остается в форме FeS₂.

В FeS₂ 46,6 % Fe и 53,4 % S₂.

0,57 кг Fe – 46,6 %

х кг – 100 %

х = = 1,22 FeS₂ (0,57 кг Fe и 0,65 кг S₂).

В 12,32 кг FeS₂ серы 6,62 кг.

6,62- 0,65 = 5,97 S₂ в SО₂

(5,97  100) : 50 = 11,94 кг SО₂

Fe₂О₃ + 3МоO₃ → Fe₂(МоО₄)₃.

Это реакция протекает при температуре выше 600⁰С, а эта температура не допустима в многоподовой печи. И поэтому примем, что реакция не будет протекать.

4) Принимаем степень окисления ZnS 90 %.

_{90 % 10 %}

ZnS + 1,5O₂ → 2(ZnO + ZnS) + SO₂.

0,68  0,9 = 0,612 кг Zn окисляется до ZnO.

В ZnO 80,3 % Zn и 19,7 % O₂.

0,612 кг Zn – 80,3 %

х кг – 100 %

х = = 0,762 ZnO.

0,68  0,1 = 0,068 кг Zn остается в форме ZnS.

В ZnS 6,7 % Zn и 33 % S₂.

0,068 кг Zn – 67 %

х кг – 100 %

х = = 0,1 ZnS (0,068 кг Zn и 0,032 кг S₂).

В 1,02 кг ZnS серы 0,34 кг.

0,34- 0,032 = 0,308 кг S₂ в SО₂, т.е. (50:50).

(0,308  100) : 50 = 0,616 кг SО₂

Это реакция интенсивно протекает в интервале температур 600-700⁰С. реакция наблюдается при температуре ниже 400⁰С. так как максимальная температура печи 590⁰С, примем, что из этого ZnО в реакцию вступает 40 % ZnО.

ZnО + МоO₃ → ZnМоО_4.
0,762 кг ZnО – 100 %

х кг – 40 %

х = = 0,3 кг ZnO.

0,762 – 0,3 = 0,462 кг ZnO.

81,3 кг ZnО – 144 кг МоО₃

0,3 кг ZnO – х кг МоО₃

х = = 0,53 кг МоО₃.

ZnМоО₄ → 0,3 + 0,53 = 0,83 кг.

5)

100 кг СаСO₃ – 56 кг СаО

4 кг СаСO₃ – х кг СаО

х = = 2,24 СаO
100 кг СаСO₃ – 44 кг СO₂

4 кг СаСO₃ – х кг СO₂

х = = 1,76 кг СO₂



Эта реакция начинает протекать при температуре выше 500⁰С. Примем, что в реакцию вступит 20 % СаО.

2,24 кг СаO – 100 %

х кг – 20 %

х = = 0,448 кг СаO

56 кг СаO – 144 кг МоO₃

0,448 кг СаO – х кг МоO₃

х = = 1,152 кг МоO₃

СаМоО₄ = 0,448 + 1,152 = 1,6 кг.

6)

84,3 кг MgСO₃ – 40,3 кг MgО

5,9 кг MgСO₃ – х кг MgО

х = = 2,8 СаO

84,3 кг MgСO₃ – 44 кг СO₂

5,9 кг MgСO₃ – х кг СO₂

х = = 3 кг СO₂


MgО реагирует с МоО₃ при температуре 500-700⁰С. Примем, что в реакцию вступит 10 % MgО.

2,8 кг MgO – 100 %

х кг – 10 %

х = = 0,28 кг MgO

2,8 – 0,28 = 2,52 кг MgО

40,3 кг MgO – 144 кг МоO₃

0,28 кг MgO – х кг МоO₃

х = = 1 кг МоO₃

MgМоО₄ = 0,28 + 1 = 1,28 кг.
7) Кремнезем в реакцию в МоО₃ не вступает.

Результаты расчета сводим в табл. 2.

Таблица 2.

Химический состав огарка

Соединение	Состав											Всего
	Мо	Cu	Fe	Zn	S2	O2	Ca	Mg	P	As	SiO2	кг	%
МоО3	28,32					14,198						42,518	51
MoS2	1,05				0,72							1,75	2,1
CuS		0,48			0,22							0,7	0,84
CuO		1,72				0,44						2,16	2,6
CuMoO4	3,81	2,6				2,63						9,04	10,85
FeS2			0,57		0,65							1,22	1,46
Fe2O3			5,13			2,19						7,32	8,8
ZnO				0,372		0,09						0,462	0,55
ZnS				0,068	0,032							0,1	0,12
ZnMoO4	0,35			0,24		0,24						0,83	1
CaO						0,602	1,19					1,792	2,15
CaMoO4	0,77					0,53	0,3					1,6	2
MgO						0,98		1,54				2,52	3,02
MgMoO4	0,7					0,42		0,16				1,28	1,53
SiO2											9,4	9,4	11,29
Ca3(PO4)2						0,24	0,2		0,11			0.55	0,66
Ca3(AsO4)2						0,01	0,01			0,01		0,03	0,03
Всего	35	4,8	5,7	0,68	1,602	22,57	1,7	1,7	0,11	0,01	9,4	83,272	100

Практическая работа №5.

ГИДРОМЕТАЛЛУРГИЧЕСКОГО ПРОЦЕССА ПЕРЕДЕЛА УРАНОВОГО КОНЦЕНТРАТА
I. Расчет экстрактора.

Цель работы: Ознакомление студента процессами протекающими в экстракторе и технико-технологической характеристикой оборудования.
Характеристика процесса

Основной задачей экстракционного передела является очистка урана от примесей и максимальное его концентрирование. Для очистки урана от примесей применяется многоступенчатая экстракция с последующей реэкстракцией органической фазы раствором карбоната и бикарбоната аммония. Различают:

1. 
   Простое физическое распределение. К этой группе относится сравнительно редкие случаи, когда экстракция не сопровождается химические взаимодействием. В данном случае экстрагируются химические соединения, растворимость которых в органическом растворителе на порядок выше, чем в воде. Соединения металлов по этому механизму не экстрагируются.
   
2. 
   Катионообменная экстракция. Это экстракция катионов металла органическими кислотами. Механизм экстракции состоит в обмене экстрагируемого металла на катион экстрагента. Ди-2-этилгексилфосфорная кислота (Д2ЭГФК) – органическая производная ортофосфорной кислоты.
   
3. 
   Анионообменная экстракция. Это экстракция анионов металла органическими кислотами. Три-н-актиламин (ТАА) – третичный амин, соль амина.
   
4. 
   Экстракция нейтральными экстрагентами. Используются нейтральные фосфорорганические соединения: трибутилфосфат (ТБФ).
   

Химизм процесса экстракции:

Д2ЭГФК: 2NH₄R₂PO₄ + H₂SO₄ = (NH₄)₂SO₄ + 2HR₂PO₄

UO₂SO₄ + 2HR₂PO₄ = UO₂(R₂PO₄)₂ + H₂SO₄

ТАА: R₃N + H₂SO₄ = (R₃NH)₂SO₄

UO₂SO₄ + H₂SO₄ = H₂[UO₂(SO₄)₂]

[UO₂(SO₄)₂]^2- + (R₃NH)₂SO₄ = (R₃NH)₂[UO₂(SO₄)₂] + H₂SO₄

ТБФ: 2(C₄H₉O)₃PO + UO₂SO₄ = UO₂SO₄[(C₄H₉O)₃PO]₂

Наиболее распространенный ступенчатый экстрактор с механическим перемешиванием – смеситель – отстойник. Аппарат целесообразно применять при большом числе ступеней экстракции, реэкстракции и промывки, больших соотношениях потоков фаз (10-20:1). Они устойчиво работают даже при небольшом количестве твердых взвесей в фазах. Водная фаза засасывается снизу в турбину в смесительную камеру, в которую поступает органическая фаза. Так как равновесие между фазами устанавливается быстро (1-3 мин), а расслаивание за счет разности плотностей идет медленно (5 -15 мин), объем отстойника в 3 – 5 раз превышает объем смесительной камеры.

Смеситель-отстойник ящичного типа с перемешиванием.

Расчет основных размеров:

Исходные данные:

Число реальных ступеней n = 6-15

Расход легкой фазы Q_Л = 250м³/сут;

Расход тяжелой фазы Q_Т = 250м³/сут;

(Q_Л и Q_Т выбирают из баланса или задают в соответствии со значением );

Вязкость смеси фаз =1.7 кПа с;

Плотность легкой фазы _Л = 843 кг/м³;

Плотность тяжелой фазы т = 1060 кг/м³;

Длительность смешивания ^/= 2.5 мин

Длительность расслаивания ^//= 10 мин.

1. Объем смесительной камеры

(8.1)

Принимаем V_СМ = 1м³ (коэффиц иент заполнения 0,88).

2. Объем отстойной камеры

(8.2)

Принимаем V_ОТ = 4м³ (коэффициент заполнения 0,88).

3. Объем аппарата из 6 ступеней

V=(V_СМ + V_ОТ) n = 30м³. (8.3)

4. Соотношение смесительной камеры принимаем l:b:h = 1:1:1.5

Тогда при V_СМ = 1м³ l:b:h = 0,88:0,88:1,3м

5. Соотношение размеров отстойной камеры принимаем:

L:B:H = 2.8:1:2;

Тогда при V_ОТ = 4м³ L:B:H = 2,55:0,88:1,76м.

Расчет мощности двигателя для вращения турбин.

Критерий Рейнольдса

, (8.4)

где, -плотность смеси фаз;

= _Л Ф_Л + _Т Ф_Т (Ф_Л и Ф_Т – объемные доли легкой и тяжелой фаз);

= 843 0,5 + 106 0,5 = 951,5 кг с²/м⁴;

n- число оборотов турбинки;

d – диаметр турбинки;

- вязкость смеси фаз ( Па с = 1,73 10^-4 Па с);

d = 0,3 l = 0.3 0.88 = 0.3m

Обычно n=100-300 об/мин; принимаем n = 250 об/мин или n = 4,17с^-1.

Тогда

2. Критерий Эйлера:

m = 0.2; (8.5)

1. Рабочая мощность одной турбинки

(8.6)

2. Мощность двигателя, приводящего во вращение 6 турбинок, с учетом двухкратного запаса на момент пуска и к.п.д. передачи ( = 0,8) равна

N_ДВИГ = (8.6)

II. Смеситель – отстойник ящичного типа с пневматическим перемешиванием.

Такие аппараты используют тогда, когда мешалки нельзя ставить из - за агрессивности среды.

Жидкости движутся за счет перепада давлений между секциями.

1. Объем смесительной и отстойной камер определяют так же, как и в предыдущем случае.

2. Высота налива Н_НАЛ – уровень жидкости в отстойной камере связана с V_от и площадью отстойной камеры соотношением

(8.7)

3. Обычно соотношение сторон смесительной камеры принимается 1:1. С точки зрения энергозатрат оптимальным является

1,5 (8.8)

4. Длина отстойной камеры

(8.9)

5. Длина предкамеры

(8.10)

6. Тогда общая длина одной ячейки

(8.11)

7. Общая высота Н_ОБЩ находится из соотношения

Н_НАЛ = 0,8 Н_ОБЩ. (8.12)
Задание: Произвести расчет основных показателей смеситель-отстойник ящичного типа.

Таблица 13.

№	n	QЛ м3/сут	QТ м3/сут	кПа с	кг/м3	кг/м3	мин	мин
1	7	270	250	1,72	844	1065	2,6	10
2	8	300	240	1,68	846	1070	2,8	11
3	10	310	260	1,74	852	1075	3,0	12
4	12	320	270	1,69	865	1080	3,2	12
5	14	340	280	1,71	890	1090	3,2	14
6	8	320	250	1,72	900	1100	3,0	12
7	10	310	270	1,68	910	1120	3,2	11
8	6	360	280	1,74	900	1140	3,1	13
9	12	380	310	1,69	850	1075	3,4	15
10	14	350	300	1,71	840	1060	3,2	13

Практическая работа №6. РАСЧЕТ ТРЕБУЕМОГО КОЛИЧЕСТВА ХИМИЧЕСКИХ РЕАГЕНТОВ В ПРОЦЕССЕ ДЕСОРБЦИИ УРАНА
Цель работы: Цель работы: Ознакомление студента с расчетами технологического отстойника продуктивных растворов.
В основе регенерации ионообменных материалов лежит химическая реакция обмена вытесняющих ионов и ионов, химически связанных с функциональными группами смолы. Поэтому во всех случаях, за исключением процесса десорбции, т.е. удаление необменно поглощенных ионитом веществ за счет физической адсорбции, имеет место химическая реакция с обязательным присутствием вытесняющих ионов. Эти ионы могут быть введены в процесс с различными химическими реагентами (азотной кислотой или серная кислота, аммиачная селитра и аммиачная вода). Такой тип регенерации называется реагентной регенерацией.

Химическая регенерация занимает основное место в ионообменной регенерации. Она позволяет получить любую необходимую степень регенерации, провести процесс регенерации в требуемом временном диапазоне, довести концентрацию извлекаемого иона в регенерате до нужного уровня.

Вещество, применяемое для десорбции урана, называется десорбентом, раствор, в который перешел уран из молекул ионита – десорбатом.

По типу применяемого десорбента различают сернокислотную и нитратную десорбцию. При сернокислотной десорбции реакция описывается уравнением:
(R₄ N)₄ [UO₂ (SO₄)₃]^4- + 2 SO₄ ^2- → 2(R₄ N)₄SO₄ ^2- + [UO₂(SO₄)₃]^4-
Обычно десорбцию проводят раствором серной кислоты 15- % концентрации.

Нитратный способ также относится к классу вытеснительных способов десорбции. В отличие от сернокислотного способа, после окончания десорбции урана нитратами требуется перевод анионита в рабочую ионную форму.

Химизм десорбции урана описывается следующими уравнениями реакций:

(R₄N)₂ [UO₂(SO₄)₂] + 2NO₃^- → 2R₄N – NO₃ + [UO₂(SO₄)₂]^2-

(R₄N)₄ [UO₂(SO₄)₃] + 4NO₃^- → 4R₄N - NO₃ + [UO₂(SO₄)₃]^4-.
Минимальный расход элюента (исходного раствора) достигается обычно при некоторой оптимальной концентрации.

Расчет требуемого количества химических реагентов в процессе десорбции урана: расхода азотной или серной кислоты, аммиачной селитры и аммиачной воды.
ХАРАКТЕРИСТИКА ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО ПРОЦЕССА
1. Состав десорбирующего раствора:

концентрация HNO₃ – 30-50г/л;

концентрация NO₃ - 70-110 г/л;

емкости смолы 35-45 кг/т по урану.

2. Объемное соотношение на регенерации смолы к раствору (десорбатом):

Vсм х Vр-р = 1: 2.

3. Количество маточников фильтрации равное количеству товарного регенерата, подаваемого на осаждение- 50-100л.

4. Количество маточников фильтрации, направляемых для пассивации (снижения активности сернокислых растворов на денитрации)- 25-50л.

5. Содержание нитратов в маточниках фильтрации-10-25г/л.

6. Объемное соотношение на денитрации смолы к раствору:

Vсм: Vр-р = 1: 0,9.

7.Концентрация урана в регенерате составляет 5-20 г/л.