Проект МВУ для упаривания 70 т/ч сульфатного щёлока

Федеральное агентство по образованию (Рособразование)

Архангельский государственный технический  университет

Кафедра лесохимических производств

Специальность      3207      Курс        3       Группа       4

 

Большаков Иван Ильич


(фамилия, имя и отчество студента)

 

 

 

 

КУРСОВОЙ  ПРОЕКТ

 

 

 

по дисциплине: Основы гидравлики и теплотехники

на тему: Проект МВУ для упаривания 70 т/ч сульфатного щёлока

 

 

 

 

Руководитель проекта______________     ____________   _______________

                                                   (должность)                 (подпись)             (Фамилия И.О.)

 

 

 

 

 

 

 

Оценка проекта _______________________

 

 

Архангельск

2004

 

Содержание

I  Расчет ректификационной колонны……………………………………………5

1 Материальный баланс………………………………………………………5

2 Определение оптимального флегмового числа и числа теоретических ступеней…………………………………………………………………………….6

2.1 Пересчитываем массовые  доли смесей в мольные доли……………..6

2.2 Определяем минимальное  флегмовое число………………………….6

2.3 Рассчитываем  оптимальное флегмовое число………………………..7

2.4 Определяем  число  теоретических ступеней (ЧТС)…………………..7

3 Тепловой баланс………………………………………………………….....8

3.1 Определяем теплоемкость  смеси………………………………………8

3.2 Составим уравнение  теплового баланса………………………………9

4 Определение диаметра ректификационной колонны……………...……13

4.1 Определяем расход  пара в верхнем и нижнем  сечениях колонны…13

4.2 Определяем скорость  пара в свободном сечении колонны…………13

4.3 Определяем диаметр  колонны……………………………………..…14

4.4 Уточняем скорость  пара в верхнем и нижнем сечениях колонны…...............................................................................................................14

4.5 По каталогу выбираем  основные размеры колонны……………...…14

5 Определение высоты колонны……………………………………….......15

6 Расчет гидравлического сопротивления…………………………………16

II Расчет подогревателя…………………………………………………………..19

1 Определение тепловой  нагрузки и расход горячего  теплоносителя…...19

2 Определение среднего  перепада температур……………………………20

3 Ориентировочный расчет  теплообменника……………………………...21

4 Уточненный расчет  теплообменника…………………………………….22

4.1 Определяем термическое  сопротивление стенки и отложений…….22

4.2 Расчет коэффициента  теплоотдачи от стенки к холодному теплоносителю…………………………………………………………………....22

4.3 Расчет коэффициента теплоотдачи  от горячего теплоносителя к стенке……………………………………………………………………………...24

4.4 Расчет коэффициента теплопередачи………………………………...25

5 Определяем требуемую  поверхность теплообмена……………………..26

III Расчет насоса…………………………………………………………………..27

1 Расчет трубопровода………………………………………………………27

1.1 Выбираем материал……………………………………………………27

1.2 Выбираем условное давление по справочнику……………………..27

1.3 Принимаем скорость движения  жидкости  в трубопроводе………..27

1.4 Расчет диаметра трубопровода……………………………………….27

2 Выбор насоса………………………………………………………………28

2.1 Определяем сопротивление трубопровода…………………………..28

2.2 Определяем напор жидкости  в трубопроводе……………………….28

2.3 Определяем высоту всасывания……………………………………...28

Приложение 1….…………………………………………………………..

Приложение 2……………………………………………………………...

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

I  Расчет ректификационной колонны.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

1 Материальный баланс

Составляем уравнение  общего материального баланса без  учета потерь.

Gf =

Gw +
Gp

Gf ∙xf  = Gw ∙xw + Gp∙xp   ,

где Gf ,Gw ,Gp – массовые расходы исходной смеси, дистиллята и кубового остатка соответственно, кг/ч; xf , xw , xp – массовые доли легкокипящего компонента в исходной смеси, дистилляте и кубовом остатке соответственно, кг/кг.

 Gp =  Gf  - Gw

Gw (xp - xf) = Gw(xp - xw)

 кг/с

Gp = 0,33 – 0,29 = 0,04 кг/с

 

2 Определение оптимального флегмового числа и числа теоретических ступеней.

 

2.1 Пересчитываем массовые доли смесей в мольные доли.

Молярная масса метилового спирта МА = 32 кг/кмоль.

Молярная этилового  спирта МВ = 46 кг/кмоль.

Массовые доли пересчитываем в  мольные доли по следующей формуле:

2.2 Определяем минимальное флегмовое число.

Для этого по справочным данным строим кривую равновесия фаз (см.рисунок 1).

Равновесные составы  жидкости и пара для системы метиловой  спирт – этилового спирта представлены в таблице 1.

Таблица 1 - Равновесные  составы жидкости и пара для системы  метиловой спирт – этилового спирта

 

х, %

y, %

t, %

0,0

0,0

78,3

5,0

7,4

77,2

10,0

14,3

76,5

20,0

27,1

75,0

30,0

39,6

73,6

40,0

51,5

72,2

50,0

62,6

70,8

60,0

             72,3

69,4

70,0

79,8

68,2

80,0

86,6

66,9

90,0

93,2

65,9

100,0

100,0

64,9


 

По графику определяем содержание легкокипящего компонента в паровой фазе равновесной массовой доле легкокипящего компонента в  дистилляте

yf* = 27,5 %

Rmin =9,84

2.3 Рассчитываем  оптимальное флегмовое число  с помощью компьютерной программы.

Rопт = 13,86

2.4 Определяем  число теоретических ступеней (ЧТС).

Для этого строим рабочую  линию колонны (см. рисунок 1).

Уравнение рабочей линии  укрепляющей части колонны:

,

где R - оптимальное флегмовое число.

Точка А имеет координаты х = хp; =99,3%

 

Точка В имеет координаты х = 0;

Уравнение рабочей линии исчерпывающей  части колонны

   ,

где F – относительный мольный расход исходной смеси отнесенный к 1 молю дистиллята;W - относительный мольный расход кубового остатка отнесенного к 1 молю дистиллята.

Точка С имеет ординату х = хf =20,2% и принадлежит прямой АВ,                y = 27,5%.

Точка D имеет координаты х = хw; = 1,4%

ACD – рабочая линия всей колонны, AC– рабочая линия укрепляющей части колонны, CD – рабочая линия исчерпывающей части колонны.

ЧТСукр = 21,86

ЧТСисч = 15,84

ЧТС = 21,86+15,84 =37,4

 

3 Тепловой баланс. 

 

3.1 Определяем  теплоемкость смеси.

Для этого строим температурную  зависимость t = f(x) (см. рисунок 2). По графику определяем температуры исходной смеси, дистиллята и кубового остатка. При соответственных температурах находим теплоемкости.

 

t, ˙С

CA , кДж/кгК

CB ,кДж/кгК

tf

74,9

2,72

3,1

tp

65,1

2,77

3,18

tw

77,5

2,81

3,27




 

Теплоемкости смеси  определяются по формуле:

Ссм = СА х + СВ( 1-х )

Сf  = 3,1 кДж/кгК

Сp = 2,72 кДж/кгК

Cw = 3,27 кДж/кгК

3.2 Составим уравнение теплового баланса.

Приход:

а) Теплота, приносимая исходной смесью Qf , рассчитывается по формуле:

Qf = Gf ∙Cf ∙tf  = 0,47∙3,1∙74,9 = 109,1 кВт

б) Теплота, приносимая греющим паром Qгр , рассчитывается по формуле:

Qгр = Dгр ∙Iгр  ,

где Dгр – расход греющего пара, кг/с, Iгр - энтальпия греющего пара, кДж/кг.

Принимаем, что температура греющего пара tгр выше температуры нижнего продукта  tw на 20˚С.

tгр ≥ tw +20 ≥97,5˚С

 

Принимаем следующие  параметры греющего пара:

ргр = 0,2 МПа = 2 кгс/см2,

tгр = 99,1˚С,

Iгр = 2677 кДж/кг,

rгр =2264 кДж/кг.

Qгр = 2677∙ Dгр

в) теплота, приносимая флегмой QR , рассчитывается по формуле:

QR = GR ∙ CR∙ tR  ,

tR – температура флегмы, tR= tр ˚С; CR – теплоемкость раствора флегмы кДж/кгК, GR – массовый расход флегмы, кг/с.

 Расход флегмы определяется по флегмовому числу:

GR = Gp ∙ R

QR = Gр ∙ Cp∙R∙ tp

QR = 0,07 ∙ 13,86 ∙ 2,72 ∙ 65,1 = 171,8 кВ

Расход:

г)  теплота, уносимая парами из колонны Qп , рассчитывается по формуле:

Qп = G′п∙ I′п,

где I′п – энтальпия паров вскипания, кДж/кг; G′п – массовый расход паров вскипания, кг/с.

Массовый расход паров вскипания, рассчитывается по формуле:

G′п = Gp + GR  = Gp (R+1)

        Энтальпия паров вскипания, рассчитывается по формуле:

I′п = rр + Ср * tр ,

где rр – удельная теплота парообразования смеси, кДж/кг,

rр = rА∙хр + rВ∙(1- хр) ,

где rА - удельная теплота парообразования метанола при температуре дистиллята, кДж/кг, rВ - удельная теплота парообразования этилового спирта при температуре дистиллята, кДж/кг.

rА = 1098,4 кДж/кг

rВ = 871,5 кДж/кг

rр = 1098,4 ∙ 0,993 + 871,5 ∙ (1-0,993) = 1096,81 кДж/кг

                                   Qп = GR∙(R+1) ∙( rр+ Сp∙ tр)

                     Qп =0,07∙(13,81+1) ∙(1096,81+2,72∙65,1) = 1325,1 кВт.

д) теплота, уносимая с  кубовым остатком Qw, рассчитывается по формуле:

Qw = Gw ∙ Cw ∙ tw

Qw = 0.4 ∙ 3.27 ∙ 77.5 = 101.37 кВт

е) теплота, уносимая с  конденсатом греющего пара Qконд , рассчитывается по формуле:

Qконд = Dгр ∙ СН20 ∙ t гр ,

СН20 – теплоемкость конденсата (воды), кДж/кгК, СН20 = 4,19.

Qконд = 4,19 ∙ 99.1 ∙ Dгр = 415.2 ∙ Dгр кВт

ж) теплопотери принимаем 5% от теплоты отданной греющим паром  в кипятильнике

Qпот = 0,05 ∙ Dгр ∙ rгр

Qпот = 0,05 ∙ Dгр ∙ 2264 = 113.2 ∙ Dгр кВт

Суммарное уравнение  теплового баланса 

Qf + Qгр + QR = Qп + Qw + Qконд + Qпот

109.1 + 2677 ∙ Dгр + 171.8 = 1325 + 101.37 + 415.2 ∙ Dгр + 113.2 ∙ Dгр

2148.6 ∙ Dгр = 1145.57

Dгр = 0,53 кг/с

 

 

 

4 Определение диаметра  ректификационной колонны

 

4.1 Определяем  расход пара в верхнем и  нижнем сечениях колонны.

Объемный секундный расход пара определяется по формуле:

Vc = Gп / ρп ,

ρп – плотность пара в условиях колонны, кг/м3

,

где М – молярная масса  смеси, кг/кмоль; р – давление в колонне, Па; То – температура при нормальных условиях, То = 293К; ро – давление при нормальных условиях, ро = 105Па; Т – температура пара в колонне, К.

Верхнее сечение:

Молекулярная масса  смеси  в верхнем сечении определяется по правилу аддитивности

Мр = МА∙хр + МВ∙(1- хр)

Мр = 32.098 кг/кмоль

р′ = 105 Па

Т′ = 273 + tр = 273 + 65.1 = 338.1 К

ρ′п = 

кг/м3

G′п = Gp (R+1) = 0,07∙(13.86+1) = 1.04 кг/с

V′c = 1.04/1,16 = 0,9 м3/с

 

 

Нижнее сечение:

Молекулярная масса  смеси  в нижнем сечении определяется по правилу аддитивности

Мw = МА∙хw + МВ∙(1- хw)

Мр = 45.86 кг/кмоль

Давление пара в нижней части ректификационной колонны

р′′ = р′ + ∆р,

где ∆р – перепад давления в нижней и верхней части колонны, Па

∆р = nT ∙∆рT ,

 nT – число теоретических тарелок, ∆рT – перепад давления на одной теоретической тарелке, Па

∆рT = 100…200 Па

∆р = 37.4 ∙ 100 =3740 Па

р′′ = 105 + 3740 = 1,037 ∙ 105 Па

Т′′ = 273 + tw = 273 + 77.5 = 350.5 К

ρ′′ =

кг/м3

Расход пара в нижнем сечении можно определить из выражения 

G′′п ∙ rw = Dгр ∙ rгр

G′′п =  Dгр ∙ rгр    ,

rw

 rw – удельная теплота парообразования кубового остатка

rw = rА∙хw + rB ∙ (1 - xw) ,

где rА - удельная теплота парообразования метанола при температуре кубового остатка, кДж/кг; rB - удельная теплота парообразования этанола при температуре кубового остатка, кДж/кг.

rА = 1068,4 кДж/кг

rB  = 850 кДж/кг

rw = 1068,4 ∙ 0,01 + 850 ∙ (1 – 0,01) = 852,8 кДж/кг

Подставив численные  значения получим:

G′′п = 1,41 кг/с

V′′c = 0,85 м3/с

4.2 Определяем скорость пара в свободном сечении колонны.

,

где ρп – плотность пара, кг/м3; ρж – плотность жидкости, кг/м3; С – коэффициент, зависящий от конструкции тарелок и расстояния между ними,

т. к. тарелки колпачковые и расстояние между ними h = 400мм, то С = 0,045.

Верхнее сечение:

Найдем плотность жидкости  в верхней части колонны при  температуре  в ней  tр .

ρ′ж = 750,3 кг/м3

ω′ = 0,045 ∙

= 1,14 м/с

ωраб =(0,75…0.90)∙ω

ωраб =0.912

Нижнее сечение:

Найдем плотность жидкости  в нижней  части колонны при  температуре  в ней  tw .

 

ρ′′ж = 737,4 кг/м3

 

ω′′ = 0,045 ∙

= 1,13 м/с

ωраб =0.9

4.3 Определяем  диаметр колонны.

Диаметр ректификационной колонны определяем из уравнения  расхода:

Отсюда диаметры верхней  и нижней части колонны равны соответственно:

D′ =

= 1,12 м 

 

D′′ =

= 0,1 м

Так как диаметры в  верхнем и нижнем сечениях отличаются  меньше чем на 0.2 м, то принимаем к установке колонну одного диаметра. По каталогу выбираем  колонну с диаметром D = 1200мм

4.4 Уточняем  скорость пара в верхнем и  нижнем сечениях колонны.

Действительные рабочие  скорости паров в колонне равны:

ω′ =

=  0,80 м/с

ω′′ =

= 0,75 м/с

4.5 По каталогу  выбираем основные размеры колонны

Тип колонны КСК с колпачковыми тарелками

Высота сепарационной  части  Нсеп = 800 мм

Высота кубовой части  Нкуб = 2000 мм

Расстояние между штуцерами  для уровнемера Нур=900 мм

Длина линии барботажа 12,3 м

Диаметр слива Lс=0,818

Сечение перелива 0,099

Свободное сечение тарелки 0,129 м2

Относительная площадь для прохода  паров 11,4%

Величина зазора К=0-14 мм

Тип тарелок ТСК-Р

Расстояние между тарелками h = 400 м

 

 

 

 

 

5 Определение высоты  колонны

5.1 Определим действительное число тарелок.

nд=hm/η

где η- КПД тарелки f(α,μ); α- коэф-нт относительной летучести.

α=Ра/Рб

при t f=74.90C Ра=1000 мм.ртст, Рб=600 мм.ртст

α=1000/600=1,67

Lg μ=xf∙∙ Lg μа+(1- xf) ∙ Lg μб

μ=0,408 мПа∙с

α∙μ=1,67 ∙0,408=0,681

η=0,53

nд=37,4/0,53≈71

5.2 Расчитываем высоту  колонны.

Н=Н с+НК+Нm=

Hдоп

Нm=( nд-1) ∙ hm

Нm=(71-1) ∙0,4=28 м

Hдоп=z∙(hл-hm)

Где z- число люков, hл-расстояние между тарелками в месте установки люка

hл≥0,8

z= nд/nл-1

где nл-число тарелок через кототые устанавливается люк.

nл=5…10

z=71/10-1≈7

nл=nд/(z+1)

nл=71/(7+1) =8.9≈9

9т-л-9т-л-9т-л-9т-л-9т-л-9т-л9-л-8т

Hдоп=7∙(0,8-0,4)=2,8

Н=0,8+2+28+2,8=33,6 м

 

 

6 Расчет гидравлического  сопротивления.

Гидравлическое сопротивление одной тарелки может быть рассчитано как:

,

где  ∆Рсух – сопротивление сухой тарелки, Па; ∆Рσ – сопротивление, вызванное силами поверхностного натяжения, Па; ∆Рст – статическое сопротивление слоя жидкости на тарелке, Па.

,

где ζ – коэффициент  сопротивления, зависит от конструкции  тарелки, для колпачковой  ζ = 4,5…5,0;

Сопротивление, вызванное  силами поверхностного натяжения (∆Рσ) принимаем равным 0, так как это очень маленькая величина и на расчеты не повлияет.

Статическое сопротивление (∆Рст) зависит от запаса жидкости на тарелке. Сопротивление парожидкостного слоя на колпачковой тарелке:

,

где k – относительная плотность парожидкостного слоя (пены), k = 0,5; ∆h – высота уровня жидкости над сливным порогом, м; h1 – расстояние от низа тарелки до средины прорезей, м; hп – высота сливного порога, равная 40 – 50 мм.

 

,

h2 – расстояние от низа тарелки до края колпачка, принимается от 0 до 10мм; hпрор – высота прорези, м.

Высота уровня жидкости над сливным порогом  ∆h определяется по уравнению:

,

где Vж – объемный расход жидкости, м3/с; П – периметр слива, ; k – коэффициент, k = 0,5.

Верхнее сечение:

 Па

м

hп =0,040 м

П = 0,818 м

h2 = 0,010 м

hпрор =0,025 м

0,0158 м

= 386,18 Па

∆Р' = 1,67 + 386,18 = 387,85 Па

Нижнее сечение:

 Па

м

 

 

hп =0,040 м

П = 0,818 м

h2 = 0,010 м

hпрор =0,025 м

0,00325 м

= 320,59 Па

∆Р'' = 2,1 + 320,59 = 322,69 Па

Проверим, соблюдается  ли при расстоянии между тарелками ht = 300 мм необходимое для нормальной работы тарелок условие:

h ≥

Для тарелок верхней  части колонны, у которых гидравлическое сопротивление больше, чем у тарелок  нижней части:

400 ≥

400 ≥ 0,096

Следовательно, вышеуказанное  условие соблюдается.

 

 

 

Расчет подогревателя.

1 Определение  тепловой нагрузки и расход горячего теплоносителя

 

 

Рис. Принципиальная схема  подогревателя.

Тепловую нагрузку подогревателя  находим из уравнения теплового  баланса для холодного теплоносителя:

Qf = Gf Cf (tfк - tfн ),

tfк и tfн - температура смеси на входе и выходе из подогревателя, ˚С; Cf – теплоемкость смеси при средней температуре ее в подогревателе, кДж/кгК.

Среднюю температуру  смеси  tfср  принимаем как среднее арифметическое между начальной и конечной температурой смеси:

tfср = (tfк + tfн)/2 = (20 + 74,9)/2 = 47,5˚С

Теплоемкость смеси 

Cf = CA xf  + CB (1 - xf),

 CA и CB – теплоемкость метанола и этанола соответственно при средней температуре смеси, кДж/кгК

CА = 2,64 кДж/кгК

CB = 2,89 кДж/кгК

Cf = 2,6 ∙ 0,2 + 2,89 (1 – 0,2) = 2,84 кДж/кгК

 Тогда тепловая нагрузка подогревателя

Qf = 0,47 ∙ 2,84 (74,9 – 20,0) = 73,63 кВт

Тепловая нагрузка подогревателя  для горячего теплоносителя 

Q1 = G1 ∙ r1 ,

где r1 – удельная теплота парообразования водного пара, кДж/кг; G1 – массовый расход пара, кг/с.

При давлении пара р = 2кгс/см2 температура пара  t1н = 119,6 ˚С, а удельная  теплота парообразования r1 = 2208 кДж/кг.

Пренебрегая потерями, принимаем, что  Q1  =  Qf , тогда

G1 = Q1/ r1 = Qf / r1

G1 = 0,033 кг/с

 

 

2 Определение  среднего перепада температур 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Рис. График изменения  температур в процессе теплообмена.

∆tб = t1н – tfн = 119,6 – 20,0 = 99,6 ˚С

∆tм = t1к – tfк = 119,6 – 74,9 = 44,7 ˚С

∆tб и ∆tм – наибольшая и наименьшая разность температур теплоносителей на концах аппарата, ˚С.

∆tб /∆tм = 3,38 > 2

Тогда, средняя разность температур потоков определяется по формуле:

∆tcp = (∆tб - ∆tм)/ ln (∆tб /∆tм)

∆tcp = (99,6 – 44,7)/ ln2,2 = 69,5 ˚С

Для определения тепловых потоков и коэффициентов теплоотдачи  находят среднюю температуру  теплоносителя:

tfcp = t1н - ∆tcp = 119,6 – 69,5 = 50,1 ˚С

 

3 Ориентировочный  расчет теплообменника.

 

Ориентировочную поверхность  теплообменника находим из уравнения  теплопередачи:

,

где Кор – ориентировочный коэффициент теплопередачи, Вт/м2К;

Кор = 170 Вт/м2К.

м2

Находим сечения для  прохода холодного теплоносителя, при котором обеспечивается необходимая  скорость течения теплоносителя. Скорость течения теплоносителя  ω  для  кожухотрубчатых  теплообменников  принимается в пределах 0,5…0,7 м/с

ff = Gf /ωρf ,

ρf – плотность смеси при температуре tfcp :

,

ρА и ρВ – плотность метанола и воды при температуре tf , кг/см3.

ρж = 746,3 кг/см3

ff = 0,47/0,6 ∙ 746,3 = 0,001 м2

По  каталогу выбираем двухходовой теплообменник с поверхностью теплообмена F = 6,5 м2 . Число труб 56 шт., диаметр кожуха (наружный) 325 мм., длинна труб l = 1,5 м., размер труб 25 * 2 мм.

Внутренний диаметр  труб

d = dн – 2S = 25 - 2∙2 = 21 мм

Уточняем скорость движения жидкости в трубах:

ω = 0,47∙0,001/0,01 =  0,06 м/с

 

4 Уточненный  расчет теплообменника

 

Расчет коэффициента теплопередачи в теплообменнике производят по формуле

,

α1 и α2 – коэффициенты теплоотдачи от горячего теплоносителя к стенке и от стенки к холодному теплоносителю соответственно, Вт/м2К;  Σδ/λ – термическое сопротивление стенки и отложений, м2К/Вт.

 

4.1 Определяем  термическое сопротивление стенки  и отложений:

 

Σδ/λ = δ1/λ1 + δст/λст + δ2/λ2 ,

где  δст – толщина металлической стенки, δст = 0,002м; λст - ее теплопроводность, λст = 46,5Вт/м2К; δ1, δ2 – толщина отслоений со стороны горячего и холодного теплоносителей соответственно, м ; λ1,λ2 – теплопроводность отложений со стороны горячего и холодного теплоносителей соответственно, Вт/мК.

Σδ/λ = 1/5800 + 0,002/46,5 + 1/5800 = 0,000388 м2К/Вт

 

4.2 Расчет коэффициента теплоотдачи от стенки к холодному теплоносителю αf .

Для  этого определяем режим движения данного теплоносителя  по критерию Рейнольдса

,

где μf  - вязкость смеси при температуре tf , мПа∙с:

lg μf = xf lg μA + (1 - xf)lg μB

μA = 0,43 мПа∙с

μB = 0,9 мПа∙с

Отсюда μf  = 0,78 мПа∙с

Критерий Рейнольдса находится  в пределах  Re < 2300, следовательно, режим движения жидкости ламинарный. Теплопередача  в прямых трубах и каналах  для вертикального расположения труб при Re < 2300 находится по формуле:

Nuf = 1,55 ∙ ει (Ref (d/L))1/3(μ /μcт)0,14

ει = f(H/d), тогда L/d = 1,5/0,021 = 74,4 > 50, из этого следует что ει = 1.

μ /μcт принимаем равным 1.

Критерий Нусильта также  определяется по формуле 

Nuf = αf ∙d / λf ,

где λf – теплопроводность холодного теплоносителя, Вт/мК, определяется по формуле:

Проект МВУ для упаривания 70 т/ч сульфатного щёлока