表3-3 年产30万吨的物料衡算表
组成 氨盐水 窑气 吸入/kg 参加 反应 反应 生成 共计 出碱液 NaCl NaHCO3 (NH4)2CO3 45510 34470 49500 229.64 支出/kg 尾气 共计 79980 5256 2520 7776 49500 99000 62460 6266890.64 NH4HCO3 1565.09 1565.09 7491.6 7491.6 H2O(l) 505.85 43.06 548.91 CO2(g) 33281.16 4891.92 1444.1 39617.18 6762.36 1511.136 3947.4 18271.008 8273.496 5684.4 NH3(g) 504.9 504.9 1737.08 惰气 16466.247 164662.47 18271.008 47496.524 总计 79296.06 21864.017 87251.89 111960 300371.967 21246.98 26249.544 3.2 热量衡算
(一) 输入热量Q入(以每吨纯碱为基准) 1. 氨盐水带入的热量Q1
温度38℃,当量6m3,密度1150kg/m3,比热容3.264kJ/kg·℃ Q1=6×1150×0.78×38=204516kcal=855694.94kJ 2. 窑气带入热量Q2
温度45℃,水蒸气热焓2579.854kJ/kg,CN2 1.029 kJ/kg·℃,CCO2 0.879 kJ/kg·℃
- 18 -
CO2代入热量=39.645×0.409×0.21×45=6742kcal=28208.53 kJ N2代入热量=39.695×0.565×28×0.216×45=6943kcal=29049.51 kJ H2O代入热量=39.695×0.027×18×616.6=11880kcal=49705.92 kJ Q2 =25565kcal=106963.96 kJ 3. 炉气代入热量Q3
温度35℃,水蒸气热焓2561.44kJ/kg。
CO2代入量=447.2×0.21×35=3287kcal=13752.81kJ N2代入热量=0.649×28×0.246×35=156kcal=652.70 kJ H2O代入热量=0.148×18×612.2=1631kcal=6824.10kJ Q3=5074kcal=21229.62kJ 4.化学反应热
(1)吸收CO2 25.213kmol生成H2CO3的反应热 CO2(g)+H2O(l)=H2CO3(l)+20171.06 kJ/kmol QH2CO3=25.213×4821=121552kcal=508573.57kJ
(2)19.299kmol NH4OH与H2CO3作用生成(NH4)2CO3的反应热
2NH4OH(l)+H2CO3(l)=(NH4)2CO3+2H2O(l)+73906.18 kJ/kmol Q(NH4)2CO3=19.299×(17664/2)=170449kcal=713158.62KJ (3) 25.213kmol(NH4)2CO3与H2CO3作用生成NH4HCO3的热量 (NH4)2CO3(l)+ H2CO3(l)=2 NH4HCO3(l)+16602.11 kJ/kmol Q NH4HCO3=25.213×(3968/2)=50022kcal=209292.05kJ (4) 19.64kmolNH4HCO3与NaCl作用生成NaHCO3的热量 NaCl+ NH4HCO3= NaHCO3+NH4Cl+15438.96 kJ/kmol Q NaHCO3=19.64×3690=72472kcal=303222.85kJ
Q=121552+170449+50022+72472=414495kcal=1734247.08 kJ Q=Q1+Q2+Q3+Q4=204518+25565+5074+414495=649650kcal=2718135 kJ (二) 输出热量Q出(以每吨纯碱为基准) 1. 出碱液带出热量Q'1
温度30℃,当量5.45m3/t,密度1127kg/m3,比热容3.264 kJ/kg·℃ Q'1=5.45×1127×0.78×30=143726kcal=601349.58kJ 2. 重碱带出热量Q'2
- 19 -
温度30℃,比热容1.17 2kJ/kg·℃,当量2033kg Q'2=20033×0.28×30=17077kcal=71450.17kJ 3. 出气NH3挥发带出的热量Q'3
NH4OH(l)=NH3(g)+H2O(l)-34781.59 kJ/kmol Q'3=2.561×8313=22121kcal=92554.26kJ 4. 散热损失(以化学反应热的3%计算)Q'4 Q'4=414495×3%=12435kcal=52028.04kJ 5. 出气带出热量Q'5
温度50℃,水蒸气热焓2597.85 kJ/kg,PH2O为92.5mmHg尾气p为300mmHg(表压)=1060mmHg(绝压)水蒸气所占92.5/1060=8.73%
QH2O=(22.896×8.73/91.27)×18×620.9=24476kcal=102407.58 kJ QCO2=22.896×0.05×44×0.21×50=529kcal=2213.34 kJ QN2=22.896×0.95×28×0.246×50=7491kcal=31342.34 kJ Q'=24476+529+7491=32496kcal=135963.26 kJ
Q出=143726+17077+22121+12435+32496=227855kcal=953345.32kJ (三)需要冷却水导出的热量Q冷
Q冷=649650-227855=121795kcal=1764790kJ
- 20 -
第四章 碳化工段的工艺条件与主要设备
4.1工艺条件的选择
4.1.1碳化度
碳化度即表示氨盐水吸收CO2程度的量,一般以R表示。定义为碳化液体系中全部CO2摩尔数与总NH3摩尔数之比。对于未析出结晶的碳化氨盐水来说,取样液分析计算即可;对于已析出结晶的碳化液来说,由于一部分二氧化碳被氨盐水吸收成为NaHCO3析出,同时液相中还出现等摩尔数的结合氨,因此结合氢的浓度CNH3。可用来间接表示NaHCO3中的CO2。
R值越大,总氨转变成NH4HCO3越完全,NaCl的利用率也就越高。在实际生产中应尽量提高碳化液的碳化度以提高钠利用率。但因受各种条件的限制,实际生产中的碳化度一般只能达到0.9~0.95。 4.1.2原始氨盐水溶液的适宜组成
所谓适宜的理论氨盐水组成,就是在一定的温度和压力下,反应达到平衡母液组成时,所对应的原始氨盐水组成,亦即钠利用率最高时的原始氨盐水组成。在同一温度和压力下,由于原始氨盐水的组成不同,最终液相组成亦不同,相应的钠利用率也不同。
实际生产中,原始氨盐水的组成不可能正好达到其相对应浓度。一方面因为饱和盐水在吸氨过程中被稀释.氯化钠的浓度相应降低(实际饱和盐水吸收来自蒸氨塔的湿氨气)。另一方面,由于要考虑碳化塔顶尾气带氨的损失以及碳化度的不足和NH4HCO3—NaHCO3的共析作用,都会使NH3/NaCl升高。因此,实际生产中,一般控制氨盐水中的NH3/NaCl=1.08~1.12。这使得氨盐水中的NaCl浓度更低,NaHCO3析出率也相应降低,从而降低了钠的利用率。 4.1.3碳化温度
温度不仅影响到NaHCO3结晶生成的数量,而且影响到NaHCO3结晶的质量。NaHCO3在水中的溶解度随温度降低而减少,所以,低温对生成较多的NaHCO3结晶有利。但NaHCO3容易形成过饱和溶液。由过饱和溶液中析出碳酸氢钠结晶的情况,服从一般结晶规律,即过饱和度愈大,结晶速率也愈快,但结晶粒度小,质量差。因而对过滤锻烧操作不利。根据结晶动力学可知,在同样的过饱和情况下,高
- 21 -
温时晶粒生长速率大于晶核生成的速率。所以,在结晶初期维持较高一些的温度(60℃左右),就不至于形成过多的细小结晶。
在氨盐水碳酸化过程中放出大量热,这些热量使液体进塔后由30℃升高至60~65℃。由于温度高时NaHCO3溶解度大,故在结晶析出后应逐渐冷却至可能的限度,使反应逐渐趋于完全。冷却过程中NaHCO3不断析出,这样可以得到质量高的结晶,而且产率和氯化钠利用率都很高。
为了保证结晶质量,必须注意冷却速度的控制。在较高温度时,即60℃条件下应有一段停留时间,以保证有足够的品种生成。在实际生产过程中,开始降温的速度要慢,使过饱和度保持恒定,或不增加太快。溶液出塔前降温速度可稍快,因为此时碳化度已较大,反应速率慢,不易形成大的过饱和度,加速冷却不致生成细小结晶,反而可增加产率。
4.2主要设备
4.2.1碳化塔
碳化塔是氨碱法制纯碱的主要设备,其结构如图4-1所示。它是由许多铸铁塔组装而成,结构大致可分为上、下两部分。上部为二氧化碳吸收段,每段之间装合签帽形板从略向下倾的漏液板,两种板的边缘都有分散气泡的齿以增加气液接触面积,促进吸收。塔的下部有10个左右的冷却水箱用来冷却碳化塔以析出结晶,水箱中间也装有签帽。
氨盐水内塔上部进口处加入,其上段作为气液分离用。中段气以215.7~255kPa的压力由冷却段中部进入,下段气以284.4~323.6kPa的压力由塔底部进入。碱液出塔底部出R放出,碳化尾气自塔顶放出。
冷却水管是由若干铁管固定在两端管板上构成的,管内通人冷却水,管数由所需冷却情况而定。底下各圈,在不妨碍悬浮液流过的前提下,应尽量多一些冷却水管,自塔底逐渐向上,每圈中管数逐减,以满足结晶需要。
- 22 -