Politechnika Wrocławska

Wydział inżynierii środowiska

ODNOWA WODY

ĆWICZENIE PROJEKTOWE

Prowadzący:

Prof. Nadzw. Dr hab. Inż.

Jacek Wiśniewski

Zajęcia:

Wtorek

godz. 13¹⁵

Wykonała:

Dominika Nynek 186490

Wrocław 2013/2014

Bilans jonowy ścieków oczyszczonych biologicznie

Kationy (Kt): N-NH₄⁺, Na⁺, K⁺, Ca²⁺, Mg²⁺ $\frac{\text{val}}{m^{3}}$

Aniony (An): N-NO₃^-, PO₄^3-, Cl^-, SO₄^2-, HCO₃^- $\frac{\text{val}}{m^{3}}$

$$\sum_{}^{}\text{Kt} = \sum_{}^{}\text{An}\ \ \ \ \ \ \ \ ( \pm 0,1\ \frac{\text{val}}{m^{3}})$$

• Zamiana jednostek na gramorównoważniki

$$N - NH_{4}^{+}\left\lbrack \frac{\text{va}l}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{2\frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,14\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$N - NO_{3}^{-}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{12\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,86\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$PO_{4}^{3 -}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{6\ \frac{g}{m^{3}}}{32\frac{g}{\text{val}}} = 0,19\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Suma kationów

$$\sum_{}^{}\text{Kt} = 0,14 + 0,1 + 0,1 + 4 + 2 = 6,34\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ \ $$

• Suma anionów

$$\sum_{}^{}\text{An} = 0,86 + 0,19 + 1,2 + 1 + 3,1 = 6,35\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Warunek$\ \sum_{}^{}\text{Kt} = \sum_{}^{}\text{An}\text{\ \ }\left( \pm 0,1\ \frac{\text{val}}{m^{3}} \right)$został spełniony.

Układ technologiczny zakładu odnowy wody

WARIANT I

WARIANT II

1. Koagulacja wapnem

   1. Odczyn niezbędny do strącenia fosforanów

Dawkę CaO ustala się ze względu na strącanie PO₄³⁻ oraz dekarbonizacje. Końcowe stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji wapnem zależy od odczynu ścieków:

[PO₄³⁻]_k^r = f(pH)

Rys. 2. Zależność [PO₄³⁻]_k^r = f(pH)

Na podstawie wymaganego stężenia końcowego PO₄³⁻  wynoszącego 0,1 $\frac{\text{g\ }PO_{4}^{3 -}}{m^{3}}$ i na podstawie rys. 1 dobrano niezbędny odczyn w procesie koagulacji.

Podsumowanie:

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = 0,1\frac{\text{g\ }PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} \rightarrow 11,5\ pH$$

Dawka wapna w procesie dekarbonizacji

$$D_{\text{CaO}}^{D} = 28 \bullet \left( Tw_{w} + CO_{2} \right),\ \ \ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

Gdzie: Tw_w− twardość węglanowa ścieków biologicznie oczyszczonych, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

CO₂− stężenie wolnego CO₂ w wodzie, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

28 – gramorównoważnik chemiczny CaO, $\frac{g}{\text{val}}$.

Z nomogramu równowagi węglanowo – wapniowej odczytano stężenie wolnego CO₂ w wodzie, które wynosi $15,81\frac{\text{g\ C}O_{2}}{m^{3}}$.

$$CO_{2}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{15,81}{12 + 2 \bullet 16} = 0,36\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$D_{\text{CaO}}^{D} = 28 \bullet \left( 3,1 + 0,36 \right) = 96,88\ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

Ustalenie dawki wapna

D_CaO^P = f(pH_P) (warunek 1)

D_CaO =  Max 

D_CaO^D (warunek 2)

Warunek 1:

Rys.3 Dawka wapna niezbędna do uzyskania założonego odczynu

Na podstawie założonego odczynu równego 11,5 pH i zasadowości ścieków oczyszczonych wynoszących $M\ = \ 3,1\frac{\text{val}}{m^{3}} = \ 3,1\frac{\text{val}}{m^{3}} \bullet 50\frac{g}{m^{3}} = \ 155\frac{\text{g\ CaC}O_{3}}{m^{3}}$ oraz rys.3. odczytano dawkę wapna niezbędną do uzyskania odczynu koniecznego do strącenia fosforanów.

$$D_{\text{CaO}}^{P} = f\left( pH_{P};M_{0} \right),\ \ \ \ \frac{g}{m^{3}}\ \ \ \rightarrow \ \ D_{\text{CaO}}^{P} = 394,63\ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}} \approx 395\frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

Warunek 2:

$$D_{\text{CaO}}^{D} = 28 \bullet \left( Tw_{w} + CO_{2} \right),\ \ \ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

$$D_{\text{CaO}}^{D} = 28 \bullet \left( 3,1 + 0,36 \right) = 96,88\ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

Największy wynik otrzymano dla dawki wapna ze względu na strącenie fosforanów, a zatem:

$$D_{\text{CaO}} = max\left( D_{\text{CaO}}^{P},D_{\text{CaO}}^{D} \right) \rightarrow D_{\text{CaO}} = 395\ \frac{\text{g\ CaO}}{m^{3}}$$

1. Końcowe stężenie PO₄³⁻ i NH₄⁺ po koagulacji i rekarbonizacji

   1. Stężenie PO₄³⁻ po koagulacji

[PO₄³⁻]_k^c = [PO₄³⁻]_k^r + [PO₄³⁻]_k^nr = [PO₄³⁻]_k^r + (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

Gdzie:

[PO₄³⁻]_k^c− całkowite stężenie PO₄³⁻ (rozpuszczonych i w zawiesinie) po koagulacji, $\frac{g}{m^{3}}$,

[PO₄³⁻]_k^r− stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji dla pH_max

Jeżeli D_CaO = D_CaO^P → [PO₄³⁻]_k^r = C_dop

Jeżeli D_CaO = D_CaO^D→ z wykresu 2 należy odczytać pH_max i następnie z wykresu 1 skorygowane [PO₄³⁻]_k^r

[PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]₀^r − [PO₄³⁻]_k^r− zmiana stężenia PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej w procesie koagulacji,$\ \frac{g}{m^{3}}$,

[PO₄³⁻]₀^r− stężenie PO₄³⁻ w dopływie (ścieki biologicznie oczyszczone), $\frac{g}{m^{3}}$,

η_s− sprawność sedymentacji, (η_s ≈ 0, 8)

Ponieważ dawka wapna jest równa dawce wapna ze względu na strącenie fosforanów stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji jest równe stężeniu dopuszczalnemu PO₄³⁻

D_CaO = D_CaO^P → [PO₄³⁻]_k^r = C_dop

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{c} = 0,1 + \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 6 - 0,1 \right) = 1,28\ \frac{g}{m^{3}} = \frac{1,28}{32} = 0,04\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Stężenie NH₄⁺ po koagulacji i rekarbonizacji

W trakcie koagulacji wapnem zachodzi hydroliza NH₄⁺ do NH₃:

NH₄⁺ → NH₃ ↑ +H⁺

i część powstałego NH₃ (ok. 30%) ulega desorpcji do atmosfery.

• Stężenie po koagulacji

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} = \ \left( 1 - \eta_{h} \right) \bullet \left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{0},\ \ \frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k} = \eta_{h} \bullet \left( 1 - \ \eta_{o} \right){\bullet \left\lbrack NH_{4}^{+}\ \right\rbrack}_{0},\ \ \frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

Gdzie:

η_h −  sprawność hydrolizy NH₄⁺ dla pH_max ,

η_o −  sprawność desorpcji NH₃ (η_o≈0,30).

Rys. 4 Wpływ temperatury i pH na hydrolizę amoniaku

pH_max = f(η_h)

Na podstawie rys. 4 odczytano dla pH_max = 11, 5 wartość sprawności hydrolizy wynoszącą: η_h = 0, 96.

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} = \ \left( 1 - 0,96 \right) \bullet 2 = 0,08\ \ \frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k} = 0,96 \bullet \left( 1 - \ 0,3 \right) \bullet 2 = 1,34\ \ \frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

• Po rekarbonizacji

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = \left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} + \left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k},\ \text{\ \ }\frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = 0,08 + 1,34 = 1,42\text{\ \ }\frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

Skład ścieków po koagulacji wapnem

Dane do obliczeń:

• Zasadowość w ściekach oczyszczonych biologicznie,$\ \left\lbrack M \right\rbrack_{0} = 3,1\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• Dawka CaO do koagulacji,D_CaO

$$\ D_{\text{CaO}} = \ 395\frac{\text{gCaO}}{m^{3}} = \frac{395}{\frac{40 + 16}{2}} = 14,11\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Twardość magnezowa w ściekach,$\ \left\lbrack Tw_{\text{Mg}} \right\rbrack_{0} = 2\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• Stężenie jonów Ca²⁺w ściekach,$\ \left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{0} = 4\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• Zmiana stężenia NH₄⁺ po koagulacji (w wyniku desorpcji części NH₃ do atmosfery):

[NH₄⁺] = [NH₄⁺]₀ − [NH₄⁺]_r

[NH₄⁺]_r = [NH₄⁺]_k + [NH₃]_k

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = 0,08 + 1,34 = 1,42\text{\ \ }\frac{\text{g\ N}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack = 2 - 1,42 = 0,58\ \frac{\text{g\ N}}{m^{3}} = \frac{0,58}{14} = 0,04\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Zmiana stężenia PO₄³⁻po koagulacji:

[PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]₀^r − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack = 6 - 0,1 = 5,9\ \frac{g}{m^{3}} = \frac{5,9}{32} = 0,18\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

Zmiana zasadowości

• Zasadowość w formie rozpuszczonej:

[OH⁻]_k^r =  D_CaO − [M]₀ − [Tw_Mg]₀ − [NH₄⁺]

$$\left\lbrack OH^{-} \right\rbrack_{k}^{r} = \ 14,11 - 3,1 - 2 - 0,04 = 8,97\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

• Zasadowość w formie nierozpuszczonej:

[M]_k^nr = (1−η_s) • ([M]₀+[Tw_Mg]₀)

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 3,1 + 2 \right) = 1,02\frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

• Zasadowość całkowita po koagulacji:

[M] = [OH⁻]_k^r + [M]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack = 8,97 + 1,02 = 9,99\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Zmiany stężenia magnezu

• Magnez w formie rozpuszczonej:

$$\left\lbrack Mg^{2 +} \right\rbrack_{k}^{r} = 0\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

• Magnez w formie nierozpuszczonej:

[Mg(OH)₂]_k^nr = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀

$$\left\lbrack \text{Mg}\left( \text{OH} \right)_{2} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2 = 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Magnez całkowity po koagulacji:

[Mg]_k = [Mg²⁺]_k^r + [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack \text{Mg} \right\rbrack_{k} = 0 + 0,4 = 0,4\frac{\text{va}l}{m^{3}}$$

Zmiany stężenia wapnia

• Wapń w formie rozpuszczonej:

[Ca²⁺]_k^r = [OH⁻]_k^r + ([Tw_og]₀ − [M]₀)−[PO₄³⁻] + [NH₄⁺]

Gdzie:

[Tw_nw]₀ = [Tw_og]₀ − [M]₀

[Tw_nw]₀ → [Tw_nw^Ca], gdyż Tw_nw^Mg → Tw_nw^Ca

[Tw_og]₀ = [Tw_Mg]₀ + [Tw_Ca]₀

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{r} = 8,97\ + (\left( 2 + 4 \right) - 3,1) - 0,18 + 0,04 = 11,73\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Wapń w formie nierozpuszczonej:

[Ca²⁺]_k^nr = [CaCO₃]_k^nr + [Ca₃(PO₄)₂]_k^nr = (1−η_s) • ([M]₀+[PO₄³⁻])

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 3,1 + 0,18 \right) = 0,66\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Wapń całkowity po koagulacji:

[Ca²⁺]_k = [Ca²⁺]_k^r + [Ca²⁺]_k^nr

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k} = 11,73 + 0,66 = 12,39\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Na wapń całkowity składają się:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

[Ca²⁺]_k^r (rozp)

[CaCl₂] = [Ca²⁺]_k^r − [Ca(OH)₂]

[Ca²⁺]_k

[CaCO₃] = (1−η_s) • [M]₀

[Ca²⁺]_k^nr (nierozp)

[Ca₃(PO₄)₂] = (1−η_s) • [PO₄³⁻]

Bilans jonów po koagulacji

Tab.1 Bilans jonów po koagulacji

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie po koagulacji
		Forma rozpuszczona
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+	0,14
	Ca^2+	4
	Mg^2+	2
	Na^+	0,1
	K^+	0,1
Suma	6,34	12,03
An:	PO4^3−	0,19
	NO^3−	0,86
	Cl^−	1,2
	SO4^2−	1
	M	3,1
Suma	6,35	12,03
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,01	0

1. Rekarbonizacja

   1. Rekarbonizacja jednostopniowa

Jest to proces przywracania równowagi węglanowo – wapniowej w wodzie lub ściekach poddawanych koagulacji wapnem. Proces ten stosuje się, aby zapobiec wytracaniu CaCO₃ w

urządzeniach. Polega on na dawkowaniu CO₂ do wody (ścieków) po koagulacji wapnem, co

powoduje przejście wodorotlenków i węglanów do wodorowęglanów.

Dawka CO₂ ze względu na zasadowość

Ca(OH)₂ + CO₂ → CaCO₃ ↓ +H₂O    (pH ↓ 9, 5 − pierwsza faza)

2 val                    44 g

[Ca(OH)₂]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet Ca\left( \text{OH} \right)_{2}}{2\ val}$$

Gdzie:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

x = D_CO2(OH)

$$D_{CO_{2}(OH)} = \frac{44\ g \bullet 8,97\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 197,34\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na zawartość magnezu

Mg(OH)₂ ↓ +CO₂ → MgCO₃ + H₂O

2 val                    44 g

[Mg²⁺]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack Mg^{2 +}\rbrack}{2\ val}$$

Gdzie:

[Mg²⁺]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D_CO2(Mg)

$$D_{CO_{2}(Mg)} = \frac{44\ g \bullet 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 8,8\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

Ca₃(PO₄)₂ ↓ +3CO₂ + 3H₂O → 3CaCO₃ ↓ +6H⁺ + 2PO₄³⁻

6 val                    3 • 44 g

[Ca₃(PO₄)₂]               x

$$x = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2}}{6\ val}$$

Gdzie:

[Ca₃(PO₄)₂] = [PO₄³⁻]_k^nr = [PO₄³⁻]_k^c − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = C_{\text{dop}} = 0,1\ \frac{\text{g\ }PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} = \frac{0,1}{32} = 0,003\frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

x = D_CO2(PO4)

$$\left\lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2} \right\rbrack = 0,04 - 0,003 = 0,037\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$D_{CO_{2}(PO_{4})} = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet 0,037\frac{\text{val}}{m^{3}}}{6\ val} = 0,814\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ w 1. fazie rekarbonizacji jednostopniowej (pH↓9, 5)

D_CO2(1) = D_CO2(OH) + D_CO2(Mg) + D_CO2(PO4)

$$D_{CO_{2(1)}} = 197,34 + 8,8 + 0,814 = 206,954\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Po 1. fazie rekarbonizacji w ściekach znajdują się:

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs) • [M]0	0,62	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	8,97
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1 − ηs)•[PO4^3−]	0,037
$$\sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}$$	9,627
MgCO3 rozpuszczony w rekarbonizacji z Mg(OH)2 →(1−ηs) • [TwMg]0	0,4

Dawka CO₂ ze względu na CaCO₃

CaCO₃ + CO₂ + H₂O → Ca(HCO₃)₂                 (pH ↓ 7 ÷ 7, 5 − druga faza)

2 val                    44 g

$$\sum_{}^{}{\lbrack CaCO_{3}\rbrack}\ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ x$$

$$x = \frac{44\ g \bullet \sum_{}^{}{\lbrack CaCO_{3}\rbrack}}{2\ val}$$

Gdzie:

x = D_CO2(CaCO3)

$$D_{CO_{2}(CaCO_{3})} = \frac{44\ g \bullet 9,627\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 211,794\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val                         44 g

(1−η_s) • [Tw_Mg]₀            x

$$x = \frac{44\ g \bullet \left( 1 - \eta_{s} \right) \bullet \left\lbrack Tw_{\text{Mg}} \right\rbrack_{0}}{2\ val}$$

Gdzie:

(1−η_s) • [Tw_Mg]₀ = [Mg(OH)₂]_k^nr

x = D_CO2(MgCO3)

$$D_{CO_{2}(MgCO_{3})} = \frac{44\ g \bullet 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 8,8\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ w 2. fazie rekarbonizacji jednostopniowej

D_CO2(2) = D_CO2(CaCO3) + D_CO2(MgCO3)

$$D_{CO_{2(2)}} = 211,794 + 8,8 = 220,594\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Całkowita dawka CO₂ po rekarbonizacji jednostopniowej

D_CO2 = D_CO2(1) + D_CO2(2)

$$D_{CO_{2}} = 206,954 + 220,594 = 427,548\frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista ( zwiększona o 20 %):

D_CO2r = 1, 2 • D_CO2 

$$D_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 427,548 = 513,06\frac{g}{m^{3}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji jednostopniowej

[M]_rek I = [Ca(HCO₃)₂] + [Mg(HCO₃)₂] − (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

Gdzie:

(1 − η_s)•[PO₄³⁻]=[PO₄³⁻]_k^c − [PO₄³⁻]_k^r = [PO₄³⁻]_k^nr

$$\left\lbrack \text{Ca}\left( \text{HC}O_{3} \right)_{2} \right\rbrack = \sum_{}^{}{\lbrack CaCO_{3}\rbrack}$$

[Mg(HCO₃)₂] = [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{rek\ I} = 9,627 + 0,4 - 0,037 = 9,99\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

Tabela 2. Bilans jonów po rekarbonizacji jednostopniowej

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie po koagulacji
		Forma rozpuszczona
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+	0,14
	Ca^2+	4
	Mg^2+	2
	Na^+	0,1
	K^+	0,1
Suma	6,34	12,03
An:	PO4^3−	0,19
	NO^3−	0,86
	Cl^−	1,2
	SO4^2−	1
	M	3,1
Suma	6,35	12,03
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,01	0

Bilans jonów nie zmienia się i pozostaje taki sam jak po koagulacji, gdyż zmieniła się forma związków ale nie doszło do ich eliminacji.

1. Rekarbonizacja dwustopniowa

   1. 1° rekarbonizacji (pH↓9, 5)

      1. Dawka CO₂ ze względu na zasadowość

Ca(OH)₂ + CO₂ → CaCO₃ ↓ +H₂O

2 val                    44 g

[Ca(OH)₂]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet Ca\left( \text{OH} \right)_{2}}{2\ val}$$

Gdzie:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

x = D¹_CO2(OH)

$${D^{1}}_{CO_{2}(OH)} = \frac{44\ g \bullet 8,97\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 197,34\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na związki magnezu

Mg(OH)₂ ↓ +CO₂ → MgCO₃ + H₂O

2 val                    44 g

[Mg²⁺]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack Mg^{2 +}\rbrack}{2\ val}$$

Gdzie:

[Mg²⁺]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D¹_CO2(Mg)

$${D^{1}}_{CO_{2}(Mg)} = \frac{44\ g \bullet 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 8,8\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

Ca₃(PO₄)₂ ↓ +3CO₂ + 3H₂O → 3CaCO₃ ↓ +6H⁺ + 2PO₄³⁻

6 val                    3 • 44 g

[Ca₃(PO₄)₂]               x

$$x = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2}}{6\ val}$$

Gdzie:

[Ca₃(PO₄)₂] = [PO₄³⁻]_k^nr = [PO₄³⁻]_k^c − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = C_{\text{dop}} = 0,1\ \frac{\text{g\ }PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} = \frac{0,1}{32} = 0,003\frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

x = D¹_CO2(PO4)

$$\left\lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2} \right\rbrack = 0,04 - 0,003 = 0,037\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$${D^{1}}_{CO_{2}(PO_{4})} = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet 0,037\frac{\text{val}}{m^{3}}}{6\ val} = 0,814\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ w 1° rekarbonizacji

D¹_CO2 = D¹_CO2(OH) + D¹_CO2(Mg) + D¹_CO2(PO4)

$${D^{1}}_{CO_{2}} = 197,34 + 8,8 + 0,814 = 206,954\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Po 1° rekarbonizacji w ściekach znajdują się:

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs) • [M]0	0,62	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	8,97
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1 − ηs)•[PO4^3−]	0,037
$\sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack} \rightarrow \ $osad	9,627
MgCO3 rozpuszczony w rekarbonizacji z Mg(OH)2 →(1−ηs) • [TwMg]0 →  związki rozpuszczone	0,4

Sedymentacja międzystrefowa. Stężenie CaCO₃ i MgCO₃ po sedymentacji

$$\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - \eta_{s} \right) \bullet \left( \sum_{}^{}\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack - R_{\text{CaC}O_{3}} \right) + R_{\text{CaC}O_{3}},\ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Gdzie:

R_CaCO3− rozpuszczalność CaCO₃ w 15°C przy pH 9,5

$$R_{\text{CaC}O_{3}} = 0,198\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

[MgCO₃] = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀ = [Mg(OH)₂]_k^nr

$\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 9,627 - 0,198 \right) + 0,198 = 2,08\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

$$\left\lbrack \text{Mg}\left( \text{OH} \right)_{2} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2 = 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

1. 2° rekarbonizacji (pH ↓ 7 ÷ 7, 5)

   1. Dawka CO₂ ze względu na CaCO₃

CaCO₃ + CO₂ + H₂O → Ca(HCO₃)₂ 

val                    44 g

[CaCO₃]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack CaCO_{3}\rbrack}{2\ val}$$

Gdzie:

[CaCO₃] = [CaCO₃]_s

x = D²_CO2(CaCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}(CaCO_{3})} = \frac{44\ g \bullet 2,08\ \frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 45,76\ \frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val                         44 g

[MgCO₃]            x

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack\text{MgC}O_{3}\rbrack}{2\ val}$$

Gdzie:

[MgCO₃]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D²_CO2(MgCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}(MgCO_{3})} = \frac{44\ g \bullet 0,4\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 8,8\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ w 2° rekarbonizacji

D²_CO2 = D²_CO2(CaCO3) + D²_CO2(MgCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}} = 45,76 + 8,8 = 54,56\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Całkowita dawka CO₂ w rekarbonizacji dwustopniowej

D^1 + 2_CO2 = D¹_CO2 + D²_CO2

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}} = 206,954 + 54,56 = 261,514\frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista ( zwiększona o 20 %):

D^1 + 2_CO2r = 1, 2 • D^1 + 2_CO2 

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 261,514 = 313,82\frac{g}{m^{3}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji dwustopniowej

[M]_{rek 1 + 2} = [Ca(HCO₃)₂] + [Mg(HCO₃)₂] − (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

Gdzie:

(1 − η_s)•[PO₄³⁻]=[PO₄³⁻]_k^c − [PO₄³⁻]_k^r = [PO₄³⁻]_k^nr

[Ca(HCO₃)₂] = [CaCO₃]_s

[Mg(HCO₃)₂] = [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{rek\ 1 + 2} = 2,08 + 0,4 - 0,037 = 2,443\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

Tabela 3. Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

Składnik	Stężenie
	przed rekarbonizacją i po rekarbonizacji jednostopniowej
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+
	Ca^2+
	Mg^2+
	Na^+
	K^+
Suma	13,09
An:	PO4^3−
	NO^3−
	Cl^−
	SO4^2−
	M
Suma	13,09
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	0

Wybór i uzasadnienie sposobu rekarbonizacji

Przy dokonywaniu wyboru sposobu rekarbonizacji brano pod uwagę zasadowość oraz dawkę CO₂ po rekarbonizacji jednostopniowej i dwustopniowej:

• Jeśli: [M]_rek II < 0, 5 • [M]_rek I→ rekarobonizacja dwustopniowa

• Jeśli: D^II_CO2r < 0, 7 • D^I_CO2r→ rekarobonizacja dwustopniowa

2, 443 < 0, 5 • 9, 99

2, 443 < 4, 995

Warunek ze względu na zasadowość został spełniony.

313, 82 < 0, 7 • 513, 06

313, 82 < 359, 142

Drugi warunek ze względu na dawkę wapna również został spełniony, zatem wybrano dekarbonizację dwustopniową.

Urządzenia do rekarbonizacji

• Komora saturacji CO₂

  • Objętość zbiornika

V = Q • t,   m³

Gdzie:

Q – wydajność zakładu,

$$Q\ = 3200\frac{m^{3}}{d} = 133,33\frac{m^{3}}{h}$$

t – czas zatrzymania, przyjęto t  =  15 min  =  0, 25 h

V = 133, 33 • 0, 25 = 33, 33 m³

• Powierzchnia zbiornika

$$F = \frac{V}{H},\ \ m^{2}$$

Gdzie:

V – objętość zbiornika,

H – wysokość zbiornika, przyjęto H  =  2, 0 m

$$F = \frac{33,33}{2} = 16,67\ m^{2} \approx 17\ m^{2}$$

Przyjęto komorę o powierzchni F = 17 m² i wymiarach:

H  =  2, 0 m

B = 2, 0 m

L = 8, 5 m

• Osadnik pośredni

Założenia:

• Szerokość osadnika B = 2, 0 m (równa szerokości komory saturacji)

• Wysokość osadnika H  =  2, 0 m (równa wysokości komory saturacji)

• Czas zatrzymania w osadniku: t = 30 min

  • Objętość osadnika

V = Q • t,   m³

Gdzie:

$$Q\ = 3200\frac{m^{3}}{d} = 133,33\frac{m^{3}}{h}$$

t – czas zatrzymania, przyjęto t  =  30 min  =  0, 5 h

V = 133, 33 • 0, 5 = 66, 67 m³

• Powierzchnia osadnika

$$F = \frac{V}{H},\ \ m^{2}$$

Gdzie:

V – objętość zbiornika,

H – wysokość zbiornika, przyjęto H  =  2, 0 m

$$F = \frac{66,67}{2} = 33,34\ m^{2}$$

• Długość osadnika

$$L = \frac{F}{B},\ \ m$$

$$L = \frac{33,34}{2} = 16,67\ m$$

• Sprawdzenie warunków stabilności

$$\frac{L}{H} = \frac{16,67}{2} = 8,34 > 10$$

$$\frac{L}{B} = \frac{16,67}{2} = 8,34 > 3$$

Warunek $\frac{L}{H}$ nie został spełniony w związku z czym przyjęto długość równą L = 21 m. Zatem powierzchnia osadnika wyniesie:

F = L • B

F = 21 • 2 = 42 m²

Ponownie sprawdzono warunki stabilności, które tym razem wyniosły:

$$\frac{L}{H} = \frac{21}{2} = 10,5 > 10$$

$$\frac{L}{B} = \frac{21}{2} = 10,5 > 3$$

Oba warunki zostały spełnione.

• Obliczenie niezbędnej długości krawędzi przelewowych

$$L_{p} = \frac{Q}{Q_{hp}},\ \ m$$

Gdzie:

Q_hp− obciążenie hydrauliczne przelewu , $Q_{hp} < 20\frac{m^{3}}{m \bullet h}$, przyjęto $Q_{hp} = 16,66\ \frac{m^{3}}{m \bullet h}$ .

$$L_{p} = \frac{133,33}{16,66} = 8\ \ m$$

• Długość części przelewowej

L_prz = B + 2 • (B−2•b_p) + 2 • x,   m

$$x = \frac{L_{p} - B - 2 \bullet \left( B - 2 \bullet b_{p} \right)}{2},\ \ m$$

Gdzie:

b_p – szerokość przelewu z zakresu 0, 3 − 0, 5 m.

Przyjęto b_p = 0, 5 m.

$$x = \frac{8 - 2 - 2 \bullet \left( 2 - 2 \bullet 0,5 \right)}{2} = 2\ m$$

L_prz = 2 + 2 • (2−2•0,5) + 2 • 2 = 8 m

• Długość osadnika zajmowana przez przelewy

L₀ = x + 2 • b_p,   m

L₀ = 2 + 2 • 0, 5 = 3 m

• Całkowita długość osadnika

L_c = L + L₀,   m

L_c = 21 + 3 = 24 m

• Całkowita długość urządzeń do dekarbonizacji

L_d = 2 • L_z + L_c,   m

Gdzie:

L_z –długość zbiornika saturacji, m,

L_c – Całkowita długość osadnika, m.

L_d = 2 • 8, 5 + 24 = 41 m

Filtracja

• powierzchnia filtrów

$$F = \frac{Q}{Q_{h}},\ \ m^{2}$$

Gdzie:

F  powierzchnia wszystkich filtrów, m²

Q_h obciżenie hydrauliczne$\ Q_{h} = \ 7,5 \div 10\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

Przyjęto obciążenie hydrauliczne wynoszące $Q_{h} = \ 7,62\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$.

$$F = \frac{133,33}{7,62} = 17,5\ m^{2}$$

• średnica i liczba filtrów

  • Średnica filtra

D = 0, 9 ÷ 3, 0 m

Przyjęto średnice równą D = 2, 5 m

• Powierzchnia jednego filtra

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ \ m$$

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {2,5}^{2}}{4} = 4,91\ m \approx 5\ m$$

• Liczba filtrów

$$n = \frac{F}{F_{1}}$$

$$n = \frac{17,5}{5} = 3,5 \approx 4$$

Przyjęto trzy filtry ciśnieniowe piaskowe pionowe.

• prędkość filtracji

  • przy wszystkich działających filtrach

$$v = \frac{Q}{n \bullet F_{1}},\ \ \frac{m}{h}$$

$$v = \frac{133,33}{4 \bullet 5} = 6,67\frac{m}{h}$$

• przy jednym filtrze wyłączonym

Prędkość filtracji przy jednym filtrze wyłączonym: $v < 10\frac{m}{h}$.

$$v_{n - 1} = \frac{Q}{\left( n - 1 \right) \bullet F_{1}},\ \ \frac{m}{h}$$

Gdzie:

F₁ powierzchnia jednego filtra, m²,

n  liczba filtrów.

$$v_{3 - 1} = \frac{133,33}{\left( 4 - 1 \right) \bullet 5} = 8,89\ \frac{m}{h} < 10\frac{m}{h}$$

Warunek został spełniony.

• ilość popłuczyn

Rys. 5 Nomogram do wyznaczania intensywności płukania uwzględniający gęstość materiału filtracyjnego.

$$\ V_{p} = \ q_{pl} \bullet F_{1} \bullet n,\ \frac{m^{3}}{d}$$

Gdzie:

q_pl intenywność płukania,

Na podstawie rysunku numer 5 przy znajomości temperatury oczyszczanej wody wynoszącej T  =  10 oraz gęstości materiału filtracyjnego wynoszącego $\rho\ = \ 2,65\frac{g}{cm^{3}}$ a także przyjęciu uziarnienia d₁₀  =  0, 4 mm z zakresu d₁₀  =  0, 35  ÷  0, 5 mm wyznaczono intensywność płukania.

$$q_{pl} = 48\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$V_{p} = \ 48 \bullet 5 \bullet 4 = 960\frac{m^{3}}{h} = 40\frac{m^{3}}{d}$$

• dobór filtra

H_zl = 1, 5 ÷ 2 m

Przyjęto wysokość złoża H_zl = 1, 5 m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o wymiarach:

D_nom =  2400 mm,

H = 2252 mm.

Sprawdzenie warunku dla wysokości części cylindrycznej zbiornika (H = H_zb):

H_zb ≥ (1+E) • H_zl

Gdzie:

E  ekspansja przyjęto E = 40%,

H_zl  −  wysokość złoża, przyjęto wysokość złoża wynoszącą H_zl = 1, 5 m.

2, 252 ≥ (1+0,4) • 1, 5

2, 252 ≥ 2, 1

Warunek został spełniony.

Sorpcja na węglu aktywnym

Dane do obliczeń:

• Wydajność zakładu, $Q = 133,33\ \frac{m^{3}}{h}$

• ChZT w ściekach oczyszczonych$\ C_{0}^{\text{ChZT}} = 26\frac{\text{g\ }O_{2}}{m^{3}}$

• ChZT po koagulacji i filtracji

$$C_{k}^{\text{ChZT}} = \left( 1 - \eta_{\text{ChZT}} \right) \bullet C_{0}^{\text{ChZT}},\ \ \frac{gO_{2}}{m^{3}}$$

Gdzie:

η_ChZT  −   sprawność usuwania ChZT,  η_ChZT = 0, 6 ÷ 0, 7

Przyjęto η_ChZT = 0, 62

$$C_{k}^{\text{ChZT}} = \left( 1 - 0,62 \right) \bullet 26 = 9,88\ \frac{gO_{2}}{m^{3}}$$

• ChZT w wodzie po odnowie$\ C_{e}^{\text{ChZT}} = 3\frac{gO_{2}}{m^{3}}$

• Stosunek stężeń

$$\frac{C_{e}^{Ch\text{ZT}}}{C_{k}^{Ch\text{ZT}}} = \frac{3}{9,88} = 0,3$$

Wyznaczenie czasu pracy kolumny sorpcyjnej

Izoplany dla procesu adsorpcji (Rys. 5)

Rys. 6 Izopleny

Na podstawie rysunku numer 5 oraz dla stosunku $\frac{C_{e}^{Ch\text{ZT}}}{C_{k}^{Ch\text{ZT}}}$ odczytano czas pracy T_p dla różnych wysokości złoża.

H = 2, 5 m  →  T_p1 = 9, 16 d

H = 5, 0 m  →  T_p2 = 12, 60 d

H = 7, 5 m  →  T_p3 = 19, 33 d

Dla tych punktów sporządzono wykres; T_p = f(H_k)

Rys. 7 Czas pracy kolumny w funkcji wymaganej wysokości złoża

Przyjęto czas pracy kolumny T_p = 12 d.

Dla przyjętego czasu pracy kolumny (T_p) wynoszącego T_p = 12 d odczytano wymaganą wysokość złoża:

T_p = 12 d → H_k = 4, 64 m ≈ 5 m (jest to szereg kolumn o łącznej wysokości H_k)

Liczba kolumn i wysokość złoża w kolumnie

$$H_{k_{1}} = \frac{H_{k}}{k},\ \ m$$

Gdzie:

k  liczba kolumn w szeregu,

H_k1− wysokość pojedynczej kolumny, H_k1 =  (0,5÷2)m przy czym zalecane wysokości to H_k1 =  (1÷1,5)m.

Przyjęto: 5 kolumn połączonych szeregowo plus 1 kolumnę zapasową.

$$H_{k_{1}} = \frac{5}{5} = 1\ m$$

Wymagana powierzchnia filtracyjna

$$A = \frac{Q}{O_{h}},\ \ m^{2}$$

Gdzie:

Q – wydajność zakładu,

O_h− obciążenie hydrauliczne, $O_{h} = \left( 5 \div 30 \right)\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

Przyjęto obciążenie hydrauliczne $O_{h} = 6,06\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$A = \frac{133,33}{6,06} = 22\ m^{2}$$

Dobór zbiornika

H_min =  (1+E) • H_k1,   m

Gdzie:

E− ekspansja złoża, E = 80%.

H_min =  (1+0,8) • 1 = 1, 8  m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o wymiarach:

D_nom =  2400 mm,

H = 2252 mm,

h₁ = H_c = 4438 mm,

Powierzchnia zbiornika:

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ \ m^{2}$$

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {2,4}^{2}}{4} = 4,52\ m^{2}$$

Liczba szeregów kolumn i obciążenie hydrauliczne

$$n = \frac{A}{F_{1}} = \frac{4 \bullet A}{\pi \bullet D^{2}}$$

$$n = \frac{4 \bullet 22}{\pi \bullet {2,4}^{2}} = 4,86 \approx 5$$

Przyjęto: 5 szeregów kolumn sorpcyjnych

$$O_{h_{\text{rz}}} = \frac{Q}{n} \bullet F_{1} = \frac{4 \bullet Q}{n \bullet \pi \bullet D^{2}},\ \ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$O_{h_{\text{rz}}} = \frac{4 \bullet 133,33}{5 \bullet \pi \bullet {2,4}^{2}} = 5,89\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Całkowita liczba jednostek filtracyjnych

N_c = (k+1) • n

N_c = (5+1) • 5 = 30 sztuk

Liczba jednostek pracujących

N_p = k • n

N_p = 5 • 5 = 25 sztuk

Wymagana ilość węgla

W = ρ_w • N_c • F₁ • H_k1,   kg

Gdzie:

ρ_w− gęstość węgla, $\rho_{w} = 450\frac{\text{kg}}{m^{3}}$

W = 450 • 30 • 4, 52 • 1 = 61 020 kg = 61, 02 Mg

Regeneracja węgla

• Wydajność urządzeń do regeneracji

$$R = \frac{\frac{N_{p}}{N_{c}} \bullet W}{T_{p}},\ \ \frac{\text{kg}}{d}$$

$$R = \frac{\frac{25}{30} \bullet 61\ 020}{12} = 4237,5\ \ \frac{\text{kg}}{d}$$

• Wymagany zapas węgla

$$W = 0,05 \bullet R,\text{\ \ }\frac{\text{kg}}{d}$$

Gdzie:

0, 05  =  5 % − strata węgla w czasie pracy i regeneracji (3 ÷ 8 %)

$$W = 0,05 \bullet 4237,5 = 211,88\ \frac{\text{kg}}{d}$$

• Zużycie wody na transport hydrauliczny

$$V = \frac{W}{N_{c}} \bullet \alpha,\ \ \frac{m^{3}}{kolumne}$$

Gdzie:

α − jednostkowe zużycie wody na transport hydrauliczny;

$$\text{α\ } = \ 6\frac{dm^{3}}{\text{kg\ w}e\text{gla}} = 6 \bullet 10^{- 3}\frac{m^{3}}{\text{kg\ w}e\text{gla}}.$$

$$V = \frac{61\ 020}{30} \bullet 6 \bullet 10^{- 3} = 12,02\frac{m^{3}}{kolumne}$$

• Czas napełniania jednej kolumny

$$t = \frac{4 \bullet V}{\pi \bullet d_{r}^{2} \bullet \vartheta_{r}},\ \ s$$

Gdzie:

d_r− średnica rurociągu do transportu węgla (ϕ 200),

ϑ_r− prędkość przepływu w rurociągu $(\vartheta_{r} = 1 \div 1,5\frac{m}{s}$).

Przyjęto $\vartheta_{r} = 1,08\frac{m}{s}$.

$$t = \frac{4 \bullet 12,02}{\pi \bullet {0,2}^{2} \bullet 1,08} = 359,57\ s \approx 6\ min$$

• Całkowita ilość wody potrzebna do transportu hydraulicznego węgla

$$V_{T} = V \bullet \frac{N_{p}}{T_{p}},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

$$V_{T} = 12,02 \bullet \frac{25}{12} = 25,42\ \frac{m^{3}}{d}$$

Wymiana jonowa

Dane projektowe:

• Wydajność zakładu, $Q = 133,33\ \frac{m^{3}}{h}$

• Stężenie kationów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{Kt}} = 5,54\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• stężenie anionów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{An}} = 5,50\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• wymagania stawiane wodzie po odnowie:

  • suma kationów:

$$C_{k}^{\text{Kt}} = N - NH^{4 +} + Na^{+} + K^{+} + Ca^{2 +} + Mg^{2 +},\ \ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k}^{\text{Kt}} = 0,1 + 0,1 + 0,1 + 0,2 + 0,1 = 0,60\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ \ $$

• suma anionów:

• Zamiana jednostek na gramorównoważniki

$$N - NO_{3}^{-}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{1\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,07\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• suma anionów

$$C_{k}^{\text{An}} = N - NO^{3 -} + PO_{4}^{3 -} + Cl^{-} + SO_{4}^{2 -} + HCO_{3}^{-},\text{\ \ }\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k}^{\text{An}} = 0,07 + 0,003 + 0,3 + 0,1 + 0,2 = 0,673\ \frac{\text{val}}{m^{3}} \approx 0,67\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• zakłada się 100 % skuteczność usuwania jonów.

Schemat blokowy przepływów:

(Q − Q₁), C₀

L₂

 Q,  C₀ Q₁,  C₀ Q₁,  C_e = 0 Q, C_k

L₀  L₁   L_e = 0  L_k

L₀ =  L₁ +  L₂

L_k =  L₂ +  L_e

L_e = 0

L_k =  L₂

L₀ =  L₁ +  L_k

Q • C₀ =  Q₁ • C₀ +  Q • C_k

$$Q_{1} = \frac{Q \bullet \left( C_{0} - C_{k} \right)}{C_{0}},\ \ \frac{m^{3}}{h}$$

Gdzie:

$$C_{0} = \max\left( C_{0}^{\text{Kt}},\ C_{0}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{0} = 5,54\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k} = \min\left( C_{k}^{\text{Kt}},\ C_{k}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{k} = 0,60\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

1. Obliczanie kationitów

   1. Przepływ wody przez jonit, ładunek usuwanych kationitów

• Przepływ wody przez jonit

$$Q_{1} = \frac{Q \bullet \left( C_{0} - C_{k} \right)}{C_{0}},\ \ \frac{m^{3}}{h}$$

Gdzie:

Q− wydajność zakładu, $\frac{m^{3}}{h}$,

C₀− stężenie po rekarbonizacji, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

$$C_{0} = \max\left( C_{0}^{\text{Kt}},\ C_{0}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{0} = 5,54\frac{\text{val}}{m^{3}},$$

C_k− stężenie po odnowie wody, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

$$C_{k} = \min\left( C_{k}^{\text{Kt}},\ C_{k}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{k} = 0,60\frac{\text{val}}{m^{3}}.$$

$$Q_{1} = \frac{133,33 \bullet \left( 5,54 - 0,60 \right)}{5,54} = 118,89\frac{m^{3}}{h}$$

• Ładunek usuwanych kationów

L_Kt =  Q₁ • C₀ • 24,   val

Gdzie:

Q₁− przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$,

C₀− stężenie po rekarbonizacji, $\frac{\text{val}}{m^{3}}.$

$$L_{\text{Kt}} = \ 118,89 \bullet 5,54 \bullet 24 = 15807,61\frac{\text{val}}{d}$$

Dobór kationitów

Dobrano kationit typu LEWATIT S100H o następujących parametrach eksploatacyjnych :

• Zakres pH 0 ÷ 14

• Wysokość warstwy jonitu min.800mm

• Woda do spulchniania złoża min.2 • V₁

• Zalecana ekspansja złoża E =  60 ÷ 75% $\text{wymagane\ }O_{h_{s}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

• Regeneracja jonitu $q_{1_{\text{HCl}}} = 32 \div 160\frac{\text{g\ HCl}}{dm^{3}\text{kation}u}$

• Stężenie roztworu regenerującego 4 ÷ 10 %

• Czas regeneracji min. 30 min

• Woda do płukania (4÷8) • V₁

• Prędkość w czasie płukania $1 \div 15\frac{m}{h}$

• Prędkość w czasie pracy $5 \div 60\frac{m}{h}$

• Użytkowa zdolność jonowymienna $1 \div 1,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{kat}\text{ionitu}}$

  1. Wymagana objętość złoża jonitu

$$V = \frac{L_{\text{Kt}}}{Z_{w}},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

Gdzie:

Z_w zdolność jonowymienna$,\frac{\text{val}}{m^{3}},$

$Z_{w}\ = 1 \div 1,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{kationitu}}\ $ przy czym Z_w > min,

przyjęto $Z_{w} = \ 1,4\frac{\text{val}}{dm^{3}} = \ 1400\frac{\text{val}}{m^{3}},$

L_Kt− ładunek usuwanych kationów$,\frac{\text{val}}{d}.$

$$V = \frac{}{} = \frac{m^{3}}{d}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących, n (oraz rezerwowych, n_r = 0, 3 ÷ 0, 5 • n) o jednostkowej objętości złoża:

$$V_{1} = \frac{V}{n},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

$$V_{1} = \frac{}{} = \ \frac{m^{3}}{d}$$

• Liczba sekcji

$$n_{s} = \frac{n}{n_{r}}$$

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników,

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

Przy czym liczba sekcji ma wartości tylko i wyłącznie całkowite.

$$n_{s} = \frac{}{}$$

Wyznaczenie średnicy wymiennika D i wysokości złoża H₁

• Stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża

$$x = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2)$$

Przyjęto stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża wynoszący x=

• Średnica wymiennika

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x},\ \ m$$

Gdzie:

x− stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża,

V₁− jednostkowa objętość złoża$,\frac{m^{3}}{d}.$

$$D = \sqrt[3]{\frac{}{\pi} \bullet 4 \bullet} = \ \ m$$

Przyjęto średnicę rzeczywistą wynoszącą D_rz =  m

• Wysokość złoża

$$H_{1} = \frac{D}{x},\ \ m$$

Gdzie:

x− stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża,

D − średnica wymiennika, m.

$$H_{1} = \frac{}{} = \ \ m$$

Przyjęto H_1rz=

• Rzeczywista jednostkowa objętość złoża

$$V_{1_{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}}{4} \bullet H_{1_{\text{rz}}},\ \ m^{3}$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

H_1rz− rzeczywista wysokość złoża, m.

$$V_{1_{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet {}^{2}}{4} \bullet = m^{3}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • >>

Warunek został spełniony.

Sprawdzanie obciążenia hydraulicznego

$$O_{h} = \frac{4 \bullet Q_{1}}{n \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Gdzie:

Q₁− przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$,

n− liczba pracujących wymienników,

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m.

O_h < O_hmax

$$O_{h_{\max}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$O_{h} = \frac{4 \bullet}{\bullet \pi \bullet {}^{2}} = \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Dobór zbiornika

Założono ekspansję E = %.

• Minimalna wysokość zbiornika

H_min = (1+E) • H_1rz,   m

H_min = (1+) • =  m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o parametrach:

• Średnica D_nom = D_rz =  mm

• Wysokość części cylindrycznej H =  mm

• Wysokość całkowita h₁ = H_c =  mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{}{} = \ 2,14$$

Możliwa ekspansja jest równa E = 114%>%.

Spłukiwanie złoża jonitowego wodą surową

• Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,   m³

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

V_1s = 2 • =m³

• Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_s = • = m³

• Czas spulchniania złoża

$$t_{s} = \frac{4 \bullet V_{1_{s}}}{O_{h_{s}} \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ h$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

O_hs− obciążenie hydrauliczne podczas spulchniania złoża, $O_{h_{s}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet}{\bullet \pi \bullet {}^{2}} = h$$

Dla ekspansji E = 60%, wymagane obciążenie hydrauliczne w czasie spulchniania złoża wynosi: $O_{h_{s}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}\ \rightarrow h_{1} = 2\frac{\text{m\ }H_{2}O}{m\ zloza} \rightarrow$ciśnienie wody po rekarbonizacji p > h₁ • H_1rz + H_c

Regeneracja złoża jonitowego

• Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto C_HCl = %

• Jednostkowe zużycie kwasu, przyjęto $q_{1_{\text{HCl}}} = \frac{\text{g\ HCl}}{dm^{3}\text{kationu}}$

• Nadmiar środka regenerującego

$$N_{\text{HCl}} = \frac{q_{1_{\text{HCl}}} - Z_{w}}{Z_{w}},\ \ \frac{g}{\text{val}} \rightarrow \ N\left\lbrack \% \right\rbrack$$

Gdzie:

Z_w zdolność jonowymienna$,\frac{\text{val}}{m^{3}}.$

$$N_{\text{HCl}} = \frac{-}{} = \ \ \frac{g}{v\text{al}} = \%$$

• Zużycie 100% kwasu na regenerację jednego złoża

Z_1HCl = V_1rz • q_1HCl,    kg HCl

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

$$Z_{1_{\text{HCl}}} = \bullet \frac{\bullet 1000}{1000} = kg\ HCl$$

• Całkowite zużycie 100% kwasu na regenerację złóż

Z_HCl = n • Z_1HCl,   kg HCl

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

Z_HCl = • = kg HCl

• Zużycie kwasu technicznego 35% na regenerację złóż

$${Z^{35\%}}_{\text{HCl}} = \frac{Z_{\text{HCl}}}{0,35},\ \ kg\ HCl$$

$${Z^{35\%}}_{\text{HCl}} = \frac{}{0,35} = kg\ HCl$$

• Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

$$V_{1_{r}} = \frac{Z_{1_{\text{HCl}}}}{C_{\text{HCl}} \bullet \rho_{r}},\ \ m^{3}$$

Gdzie:

C_HCl− Stężenie roztworu do regeneracji, %,

ρ_r− gęstość % roztworu HCl, $\rho_{r} = \frac{\text{kg}}{m^{3}}.$

$$V_{1_{r}} = \frac{}{\bullet} = \ m^{3}$$

• Całkowita objętość roztworu do regeneracji

V_r^H+ = n • V_1r,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_r^H+ = • =  m³

• Czas regeneracji

Przyjęto czas regeneracji t_r =   minut

• Zbiornik do przygotowania roztworu regeneracyjnego

V_Zr = n_r • V_1r,   m³

Gdzie:

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

V_Zr = • =  m³

• Wymiary zbiornika

  • Średnica zbiornika

Przyjęto średnicę zbiornika równą D = m

• Wysokość zbiornika

$$H = \frac{4 \bullet V_{Z_{r}}}{\pi \bullet D^{2}},\ \ m$$

$$H = \frac{4 \bullet}{\pi \bullet {}^{2}} = \ m$$

Płukanie jonitu po regeneracji

• Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 6 • V_1rz,   m³

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

V_1p = • =  m³

• Całkowita objętość wody płuczącej

V_p^Kt = n • V_1p,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_p^Kt = • =  m³

• Czas płukania

$$t_{p} = \frac{4 \bullet V_{1_{p}}}{O_{h_{p}} \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ h$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

O_hp− obciążenie hydrauliczne podczas płukania złoża, $O_{h_{p}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet}{\bullet \pi \bullet {}^{2}} = h$$

Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny

• Łączny czas przygotowania złoża do pracy

t = t_s + t_r + t_p,   h

Gdzie:

t_s− czas spulchniania, min,

t_r− czas regeneracji, min,

t_p− czas płukania, min.

t = + + =  h

• czas dyspozycyjny

$$t_{d} = \frac{24}{n_{s}},\ \ h$$

Gdzie:

n_s− liczba sekcji,

$$n_{s} = \frac{n}{n_{r}}$$

n− liczba pracujących wymienników,

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

• liczba sekcji

$$n_{s} = \frac{}{}$$

• czas dyspozycyjny

$$t_{d} = \frac{24}{} = \ h$$

t ≪ t_d

1. Obliczanie anionitów

   1. Ładunek usuwanych anionitów

L_An = L_Kt =  Q₁ • C₀ • 24,   val

Gdzie:

Q₁− przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$,

C₀− stężenie po rekarbonizacji, $\frac{\text{val}}{m^{3}}.$

$${L_{\text{An}} = L}_{\text{Kt}} = \ Q_{1} \bullet 5,54 \bullet 24 = \frac{\text{val}}{d}$$

Dobór anionitów

Dobrano anionit silnie zasadowy typu LEWATIT M600 o następujących parametrach eksploatacyjnych

• Zakres pH 0 ÷ 11

• Wysokość warstwy jonitu min.800mm

• Woda do spulchniania złoża min.2 • V₁

• Zalecana ekspansja złoża E =  70% $\text{wymagane\ }O_{h_{s}} = 5,5\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

• Regeneracja jonitu $q_{1_{\text{NaOH}}} = 48 \div 96\frac{\text{g\ NaOH}}{dm^{3}\text{anionitu}}$

• Stężenie roztworu regenerującego 2 ÷ 6 %

• Czas regeneracji 45 ÷ 60 min

• Woda do płukania (8÷12) • V₁

• Prędkość w czasie płukania $1 \div 10\frac{m}{h}$

• Prędkość w czasie pracy $5 \div 60\frac{m}{h}$

• Użytkowa zdolność jonowymienna $0,3 \div 0,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{anionitu}}$

  1. Wymagana objętość złoża jonitu

$$V = \frac{L_{\text{An}}}{Z_{w}},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

Gdzie:

Z_w zdolność jonowymienna$,\frac{\text{val}}{m^{3}},$

$Z_{w}\ = 1 \div 1,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{kationitu}}\ $ przy czym Z_w > min,

przyjęto $Z_{w} = \ 1,4\frac{\text{val}}{dm^{3}} = \ 1400\frac{\text{val}}{m^{3}},$

L_An− ładunek usuwanych kationów$,\frac{\text{val}}{d}.$

$$V = \frac{}{} = \frac{m^{3}}{d}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących, n (oraz rezerwowych, n_r = 0, 3 ÷ 0, 5 • n) o jednostkowej objętości złoża:

$$V_{1} = \frac{V}{n},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

$$V_{1} = \frac{}{} = \ \frac{m^{3}}{d}$$

• Liczba sekcji

$$n_{s} = \frac{n}{n_{r}}$$

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników,

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

Przy czym liczba sekcji ma wartości tylko i wyłącznie całkowite.

$$n_{s} = \frac{}{}$$

Wyznaczanie średnicy wymiennika i wysokości złoża H₁

• Stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża

$$x = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2)$$

Przyjęto stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża wynoszący x=

• Średnica wymiennika

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x},\ \ m$$

Gdzie:

x− stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża,

V₁− jednostkowa objętość złoża$,\frac{m^{3}}{d}.$

$$D = \sqrt[3]{\frac{}{\pi} \bullet 4 \bullet} = \ \ m$$

Przyjęto średnicę rzeczywistą wynoszącą D_rz =  m

• Wysokość złoża

$$H_{1} = \frac{D}{x},\ \ m$$

Gdzie:

x− stosunek średnicy wymiennika do wysokości złoża,

D − średnica wymiennika, m.

$$H_{1} = \frac{}{} = \ \ m$$

Przyjęto H_1rz=

• Rzeczywista jednostkowa objętość złoża

$$V_{1_{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}}{4} \bullet H_{1_{\text{rz}}},\ \ m^{3}$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

H_1rz− rzeczywista wysokość złoża, m.

$$V_{1_{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet {}^{2}}{4} \bullet = m^{3}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • >>

Warunek został spełniony.

Sprawdzanie obciążenie hydraulicznego złoża

$$O_{h} = \frac{4 \bullet Q_{1}}{n \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Gdzie:

Q₁− przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$,

n− liczba pracujących wymienników,

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m.

O_h < O_hmax

$$O_{h_{\max}} = 5,5\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$O_{h} = \frac{4 \bullet}{\bullet \pi \bullet {}^{2}} = \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Dobór zbiornika

Ze względu na wymaganą ekspansję E = 70%:

• Minimalna wysokość zbiornika

H_min = (1+E) • H_1rz,   m

H_min = (1+0,7) • =  m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o parametrach:

• Średnica D_nom = D_rz =  mm

• Wysokość części cylindrycznej H =  mm

• Wysokość całkowita h₁ = H_c =  mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{}{} = \ 2,14$$

Możliwa ekspansja jest równa E = % > 70%.

Spulchnianie złoża jonitowego wodą zdekationizowaną

• Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,   m³

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

V_1s = 2 • =m³

• Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_s = • = m³

• Czas spulchniania złoża

$$t_{s} = \frac{4 \bullet V_{1_{s}}}{O_{h_{s}} \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ h$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

O_hs− obciążenie hydrauliczne podczas spulchniania złoża, $O_{h_{s}} = 5,5\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet}{5,5 \bullet \pi \bullet {}^{2}} = h$$

Dla ekspansji E = 70%, wymagane obciążenie hydrauliczne w czasie spulchniania złoża wynosi: $O_{h_{s}} = 5,5\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}\ \rightarrow h_{1} = 0,8\frac{\text{m\ }H_{2}O}{m\ zloza} \rightarrow$ciśnienie wody surowej p > h₁ • H_1rz + H_c

Regeneracja złoża jonitowego

• Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto C_NaOH = %

• Jednostkowe zużycie kwasu, przyjęto $q_{1_{\text{NaOH}}} = \frac{\text{g\ NaOH}}{dm^{3}\text{kationu}}$

• Nadmiar środka regenerującego

$$N_{\text{NaOH}} = \frac{q_{1_{\text{NaOH}}} - Z_{w}}{Z_{w}},\ \ \frac{g}{\text{val}} \rightarrow \ N\left\lbrack \% \right\rbrack$$

Gdzie:

Z_w zdolność jonowymienna$,\frac{\text{val}}{m^{3}}.$

$$N_{\text{NaOH}} = \frac{-}{} = \ \ \frac{g}{\text{val}} = \%$$

• Zużycie 100% NaOH na regenerację jednego złoża

Z_1NaOH = V_1rz • q_1NaOH,    kg NaOH

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

Z_1NaOH = • = kg NaOH

• Całkowite zużycie 100% NaOH na regenerację złóż

Z_NaOH = n • Z_1NaOH,   kg NaOH

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

Z_NaOH = • = kg NaOH

• Zużycie NaOH technicznego na regenerację złóż

Z^t_NaOH = Z_NaOH • 1, 05,   kg NaOH

Z^t_NaOH  = •1, 05 = kg NaOH

• Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

$$V_{1_{r}} = \frac{Z_{1_{\text{NaOH}}}}{C_{\text{NaOH}} \bullet \rho_{r}},\ \ m^{3}$$

Gdzie:

C_NaOH− Stężenie roztworu do regeneracji, %,

ρ_r− gęstość % roztworu NaOH, $\rho_{r} = \frac{\text{kg}}{m^{3}}.$

$$V_{1_{r}} = \frac{}{\bullet} = \ m^{3}$$

• Całkowita objętość roztworu do regeneracji

V_r^OH− = n • V_1r,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_r^OH− = • =  m³

• Czas regeneracji

Przyjęto czas regeneracji t_r =   minut

• Zbiornik do przygotowania roztworu regeneracyjnego

V_Zr = n_r • V_1r,   m³

Gdzie:

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

V_Zr = • =  m³

• Wymiary zbiornika

  • Średnica zbiornika

Przyjęto średnicę zbiornika równą D = m

• Wysokość zbiornika

$$H = \frac{4 \bullet V_{Z_{r}}}{\pi \bullet D^{2}},\ \ m$$

$$H = \frac{4 \bullet}{\pi \bullet {}^{2}} = \ m$$

Płukanie jonitu po regeneracji

• Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 10 • V_1rz,   m³

Gdzie:

V_1rz− rzeczywista jednostkowa objętość złoża,m³.

V_1p = • =  m³

• Całkowita objętość wody płuczącej

V_p^An = n • V_1p,   m³

Gdzie:

n− liczba pracujących wymienników.

V_p^An = • =  m³

• Czas płukania

$$t_{p} = \frac{4 \bullet V_{1_{p}}}{O_{h_{p}} \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \ h$$

Gdzie:

D_rz− rzeczywista średnica wymiennika, m,

O_hp− obciążenie hydrauliczne podczas płukania złoża, $O_{h_{p}} = 5,5\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet}{\bullet \pi \bullet {}^{2}} = h$$

Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny

• Łączny czas przygotowania złoża do pracy

t = t_s + t_r + t_p,   h

Gdzie:

t_s− czas spulchniania, min,

t_r− czas regeneracji, min,

t_p− czas płukania, min.

t = + + =  h

• czas dyspozycyjny

$$t_{d} = \frac{24}{n_{s}},\ \ h$$

Gdzie:

n_s− liczba sekcji,

$$n_{s} = \frac{n}{n_{r}}$$

n− liczba pracujących wymienników,

n_r− liczba rezerwowych wymienników.

• liczba sekcji

$$n_{s} = \frac{}{}$$

• czas dyspozycyjny

$$t_{d} = \frac{24}{} = \ h$$

t ≪ t_d

Zużycie wody zdejonizowanej na potrzeby własne zakładu

• Przygotowanie roztworu HCl

V_r^H+ = m³

• Przygotowanie roztworu NaOH

V_r^OH− = m³

• Płukanie kationity

V_p^Kt = m³

• Płukanie anionitu

V_p^An = m³

• Całkowite zużycie wody zdejonizowanej

$$\sum_{}^{}V_{r,p} = \ V_{r}^{H +} + \ V_{r}^{OH -} + \ V_{p}^{\text{Kt}} + \ V_{p}^{\text{An}},\ \ m^{3}$$

$$\sum_{}^{}V_{r,p} = \ + \ + \ + \ = m^{3}$$

Rzeczywista wydajność zakładu

$$Q_{\text{rz}} = Q - \sum_{}^{}V_{s} - \sum_{}^{}V_{r,p},\ \ \frac{m^{3}}{h}$$

Gdzie:

$\sum_{}^{}V_{s} -$ całkowite zużycie wody na spulchnianie, m³,

$\sum_{}^{}V_{r,p} -$ całkowite zużycie wody na regenerację i płukanie jonitów, m³,

Q− wydajność zakładu, $\frac{m^{3}}{h}.$

$$Q_{\text{rz}} = 133,33 - - = \ \frac{m^{3}}{h}$$