酸浸渣提硅及碱回收初步设计

1 酸浸渣提硅制备白炭黑和苛化法碱回收初步设计酸浸渣提硅制备白炭黑和苛化法碱回收初步设计 前言前言 酸浸渣提硅制备白炭黑和苛化法碱回收共分三个工段 即酸 浸渣碱溶制备高模数水玻璃 水玻璃碳化法生产白炭黑和碳化液苛 化回收烧碱 每个工段又由多个工序组成 在初步设计时以系统为 单元或按操作过程单列处理 酸浸渣来自前工段 酸浸提铝 酸浸处理量折干基为 3163kg h 设计年生产时间为 330 天 每天分三班 每班 8 小时制 则年处理折干基量为 2 5 万吨 凡采用板框过滤机进行液固分离的操作 固相水分含量以 30 计 采用离心分离进行液固分离时 固相自由水含量以 10 计 需 进行升温加热的设备 除特别说明外 均为直接蒸汽加热 蒸汽为 0 6Mpa 的饱和蒸汽 第一章第一章 物料平衡物料平衡 一 水玻璃的制备 酸浸工段提供的酸浸渣量为 3163kg h 由于酸浸固液分离采用 板框压滤机 故酸浸渣自由水含量取 30 则单位小时处理实物料 量为 4519kg 表 1 1 酸浸渣主要成分分析 序号SiO2 Al2O3 Fe2O3 其它 183 353 191 3912 07 281 766 51 7310 01 385 257 01 844 01 平均83 455 561 659 34 2 故酸渣碱溶制备水玻璃时 酸渣组份取平均值进行计算 1 1 水玻璃制备工艺过程方框图 1 2 工艺过程描述 1 开车时 用固体烧碱与酸浸 渣 直接反应得低模数水玻璃 正 常生产时 酸浸渣则直接加入到提模反应槽内 2 将低模数水玻璃泵入提模反应槽内 直接加入等量的酸浸渣 用 于提高碱溶反应所得的低模数水玻璃 经此反应后 水玻璃的模 数控制在 3 0 3 5 之间 酸浸渣滤液 碱溶反应 提模反应 过滤 洗涤 碱溶渣 固体烧碱 二洗三洗 过滤滤渣 滤液 清水 一洗 水玻璃制备物料衡算方框水玻璃制备物料衡算方框 图图 送堆场 去碳化 苛化稀碱液 3 3 提模反应时间 1 1 5h 温度为 60 70 反应物采用板框压滤 机过滤 滤饼不用洗涤 直接返回碱溶反应制备低模数水玻璃 水玻璃的模数由提模反应希望制备的水玻璃模数确定 具体计算 时则应综合考虑 即需要通过分析酸渣中硅含量 提模反应中硅 的转化率 最终确定碱溶时加碱量 保证碱溶制备的水玻璃模数 在所设定范围 4 过滤后的提模酸渣直接加入碱溶反应槽 反应液固比为 4 1 配液水来自苛化反应回收的稀碱液 根据 2 的计算方法 不足 的碱量则直接补加固体碱 反应时间为 0 5 1h 温度为 95 97 5 碱溶反应过虑采用板框压滤机 滤饼用上次一洗液进行置换 置 换液和滤液合并后作为提模反应的原液 滤饼经三次洗涤 洗涤 过程为逆流操作 即二洗变一洗液 三洗变二洗液 最后用 1 5 倍酸浸渣量的清水洗涤 其洗液则为三洗液 经洗涤的滤饼 PH 在 9 5 左右 用车转运堆场 1 3 相关化学反应 1 提模 主反应 Na2O xSiO2 SiO2 Na2O nSiO2 1 其中 x 1 8 2 0 n 3 0 3 5 为计算方便取 x 2 0 n 3 5 2 碱溶 主反应 2NaOH xSiO2 Na2O xSiO2 H2O 2 4 1 4 物料衡算 用于生产白炭黑的水玻璃是通过碱溶和提模两步完成的 二者 的关系既独立又密切相关 故物料衡算时作为一个系统考虑 1 4 1 酸浸渣量的确定 酸浸渣量是由前工段酸浸反应确定的 由酸浸反应工段的物料衡 算可知 干基量为 3163kg h 其中含量 30 的水份 其量为 1356 kg h 1 4 2 碱用量 1 4 2 1 计算依据 碱溶反应液固比为 4 1 其中水来自苛化反应回收的稀碱液 碱不足时用固体烧碱补充 碱溶反应硅的收率为 60 最终水玻璃模数为 3 5 则整体反应 可用下式表示 2NaOH 3 5SiO2 Na2O 3 5SiO2 H2O 3 80 210 272 18 X 0 8345 0 6 3163 Y Z 则 X 603 kg h Y 2051 kg h Z 136 kg h 在酸渣碱溶反应过程中 因其它组份转入碱溶液的量很少 故在 物料衡算中不予考虑 产生的碱渣量为 5 3163 3163 0 8345 0 6 1579 kg h 表 1 2 碱溶渣化学成份 SiO2 Al2O3 Fe2O3 其它 66 8711 143 0118 98 所得水玻璃按下式进行碳化反应 生产白炭黑 经实验测定 其 碳化率平均为 87 碳化后固液分离采用离心分离机 故白炭黑中 含自由水为 10 结合水平均为 0 17 Na2O 3 5SiO2 CO2 0 17H2O Na2CO3 3 5SiO2 0 17H2O 272 44 3 106 213 2051 0 87 x y z w 则 x 289 kg h y 20 kg h z 695 kg h w 1397 kg h 用碳化的分离液进行苛化 碱回收率 85 碱液浓度一般为 3 左右 具体反应式如下 Na2CO3 CaO H2O 2NaOH CaCO3 106 56 18 80 100 695 a b c d 则 a 367 kg h b 118 kg h c 525 kg h d 656 kg h 6 1 4 2 2 补加碱量 由上计算可知 正常生产时 烧碱回收率约为 74 可回收 525kg h 碱溶反应共需碱量为 603kg h 故补加碱量为 603 525 78 kg h 1 4 3 碱溶反应碱平衡 输入 1 苛化回收 525kg h 2 补加碱量 78 kg h 输出 1 水玻璃中带出 603 kg h 表 1 3 碱溶反应碱平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 苛化回收 525 87 06水玻璃中带出 603 100 补加碱量78 12 94 合计 603 100合计 603 100 1 4 4 碱溶反应水平衡 输入 1 酸渣中带入 1356kg h 2 苛化液带入 碱溶反应液固比按 4 1 计 则液相重量为 4 3163 12652 kg h 扣除烧碱量 603 kg h 即总水量为 12049 kg h 减去酸渣中带入水 量 1356 kg h 则需由苛化反应配入的水量为 10693 kg h 3 置换水量 置换水用量为渣量的 1 5 倍 即 1 5 3163 4745 kg h 7 4 输入总水量 1356 10693 4745 16794 kg h 输出 1 碱渣中带走 经碱溶反应后 得碱溶渣共计 1579 kg h 按 30 含湿量计 则含 水量为 1579 0 7 0 3 677 kg h 2 水玻璃中带出 剩余水全部由水玻璃带出 故带出水量为 16794 677 16117kg h 表 1 4 碱溶反应水平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 酸渣带入 1356 8 07碱渣中带出 677 4 03 苛化液带入1069363 67水玻璃中带出16117 95 97 置换水量 4745 28 25 合计 16794 100合计 16794 100 1 5 碱溶反应总物料平衡 表 1 5 碱溶反应总物料平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 酸渣 干基 3163 15 38碱渣中带出水量 677 3 29 酸渣带入水13566 60水玻璃中带出水量16117 78 39 补加碱量 78 0 38碱渣 干基 15797 68 苛化液带入碱量 525 2 55水玻璃总量 干基 20519 98 苛化液带入水量 10693 52 01其它1360 66 置换用水量 4745 23 08 合计 20560 100 00合计 20560 100 00 所得水玻璃总量为 18168kg h 1 6 碱溶反应总物料平衡方框图 碱 溶 反 应 酸渣 3163kg h 占 15 38 水 16794 kg h 占 81 68 8 1 7 碱溶反应液组成 碱溶反应液组成主要是指水玻璃含量 以便在下一步物料衡算时 使用 其它杂质如铁 铝 钾等均未考虑 表 1 6 碱溶反应水玻璃物性参数 水玻璃溶液物性折纯水玻璃物性 总量水含量水玻璃含量比重氧化钠氧化硅模数 18168kg h16117kg h 2051kg h1 12kg cm322 79 77 21 3 5 经过碱溶反应后 得水玻璃溶液 18168kg h 溶液固含量为 12 73 二 碳化工段物料平衡 碳化工段由两个工序组成 一是水玻璃的碳化 二是白炭黑的 干燥 水玻璃来自碱溶工段 其量为 18168kg h 其中固体水玻璃 含量为 2051kg h 2 1 碳化工段工艺过程方框图 烧碱 603kg h 占 2 93 水 16794kg h 占 81 68 其它 136kg h 占 0 66 碱渣 1579kg h 占 7 68 水玻璃 2051kg h 占 9 98 水玻璃 碳化塔 碳化 尾气排放 离心分离 净化尾气蒸 汽 滤 液 清 水 9 2 2 1 水玻璃碳化工序 水玻璃的碳化是在 80 5 的温度下 通入含 CO2的焙烧炉尾 气或石灰窑尾气 通过水玻璃与 CO2的复盐反应解离出硅酸 硅酸 通过水解而得水合二氧化硅 反应液经离心分离后得自由含水量约 为 10 的水合二氧化硅 碳化率取平均值 87 2 2 2 碳化工序物料衡算 2 2 2 1 相关化学反应 反应后碳酸的钠盐有两种形式 一是碳酸钠 另一种是碳酸氢钠 两种产物主要以共存的方式存在于反应液中 其各自含量的多少 则与反应时间和二氧化碳含量及通入量有关 为了计算方便 将碳 酸钠盐按碳酸钠的形式计 相关化学反应如下 Na2O 3 5SiO2 CO2 0 17H2O Na2CO3 3 5SiO2 0 17H2O Na2CO3 CO2 2NaHCO3 2 2 2 2 计算依据 由上分析可知 计算时采用第一个反应 与实际存在差异的是 尾气用量 这点在二氧化碳反应率中予以考虑 洗 涤白炭黑 一 洗 二 洗 三 洗 去苛化 碳化工段工艺过程方框图碳化工段工艺过程方框图 10 Na2O 3 5SiO2 CO2 0 17H2O Na2CO3 3 5SiO2 0 17H2O 272 44 3 106 213 2051 0 87 x y z w 则 x 289 kg h y 20 kg h z 695 kg h 2 2 2 3 碳化工序碳平衡 反应在碳化塔内进行 反应温度设定为 80 入塔尾气采用水 洗除尘净化 温度取 20 出塔温度为 80 进出塔尾气均处于饱 和状态 以碳酸钠计 二氧化碳的有效利用率取 40 尾气中氧过 剩系数为 2 尾气组成如表 7 其湿含量取相同温度下空气饱和湿 含量 表 1 7 入塔尾气组成 尾气体积百分比 尾气质量百分比 物性温度湿含量 1kg 干空气中 CO2N2O2CO2N2O2 进气 20 0 1461kg1979226 8671 082 06 由上反应式计算可知 所需实际 CO2量为 289 0 4 723 kg h 折尾气量为 723 0 2686 2692 kg h 入塔尾气平均分子量为 44 0 19 28 0 79 32 0 02 31 12 气体压力取标态 折体积 nRT P 2692 31 12 O O8206 293 1 2 0 103 m3 h 则干尾气的体积密度 11 2692 2 0 103 1 35kg m3 输入 1 尾气带入 723 kg h 输出 1 生成碳酸盐 289kg h 2 尾气带出 723 289 434 kg h 表 1 8 碳化工序碳平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 尾气 723 100反应消耗 289 40 00 废气带出43460 00 合计 723 100合计 723 100 经碳化反应后 出塔尾气干基量为 2692 289 2403 kg h 出塔尾气平均组成计算如下 尾气中 CO2量 434 kg h 其余成份不变 则出塔尾气的质量百分含 量为 CO2 18 07 N2 79 64 O2 2 29 故尾气体积组成为 CO2 12 35 N2 85 54 O2 2 11 平均分子量为 44 0 1235 28 0 8554 32 0 0211 30 06 按标态计 干尾气体积密度 PM RT 1 30 06 0 08206 353 1 04 kg m3 进出塔尾气物性汇总如下 表 1 9 进出塔尾气物性 干尾气体积百分比 干尾气质量百分比 物性温度湿含量 1kg 干空气中 干基 密度CO2N2O2CO2N2O2 进气 20 0 1461kg1 351979226 8671 082 06 出气 80 0 544kg1 0412 3585 542 1118 0779 642 29 12 2 2 2 4 碳化工序水平衡 碳化工序输入水是主要有以下三种途径 1 水玻璃溶液带入 16117kg h 2 碳化尾气体带入 从锅炉 煅烧等来的尾气需经过水洗除尘方可使用 故进入碳 化塔的尾气处于饱和状态 入塔尾气总量为 2692kg h 干尾气含湿 量为 0 1461kg 则带入水分量为 2692 0 1461 393kg 3 加热蒸汽带入 加热拟采用直接和间接相结合的方式进行 直接加热通常在每 次碳化反应开始升温时使用 间接加热则主要用于维持反应结束后 的陈化温度 蒸汽用量需通过热量衡算才能确定 计算如下 热量输入 1 水玻璃带入热量 水玻璃原料的温度取 50 升温到 80 所需的热量为 Q CpM T 其中 Cp 为水玻璃的比热 M 为水玻璃质量 T 为前后 的温差 物性温度取平均 65 查得固体水玻璃比热为 0 70kJ kg K 水 为 4 17 kJ kg K 取计算基准温度为 20 则水玻璃带入热量为 Q1 0 70 2051 4 14 16117 30 205 9 104 kJ h 2 尾气带入热量 由于尾气入塔温度为 20 与基准温度一至 故其带入热量 Q2 0 13 3 蒸汽带入热量 设蒸汽带入热量为 Q3 则输入热量 Q入 Q1 Q2 Q3 205 9 104 0 Q3 热量输出 1 水玻璃升温耗热 q1 CpM T 0 70 2051 4 14 16117 60 411 8 104 kJ h 2 入塔尾气升温耗热 干尾气 65 下的平均比热为 1 01 kJ kg K 其量为 2692kg h 则 q2 CpM T 1 01 2692 60 16 3 104 kJ h 3 入塔尾气中水蒸汽升温耗热 尾气中带入水量为 393kg h 则 q3 H2 H1 M 393 2615 6 2530 1 3 4 104 kJ h 4 出塔尾气中增湿部分带走热量 出塔尾气带出水量 2403 0 544 1307 kg h 则新增水量为 1367 393 974 kg h 新增水耗热量分两个部分 一是汽化潜热 另一部分为显热 则带走热量 q4为 q4 CpM T H2 M 4 17 974 60 974 2615 6 49 1 104 513 7 104 279 1 104 kJ h 5 反应耗热 14 水玻璃的碳化反应是一个放热反应 根据不同反应类型 其放 热量大小略有差异 以主反应表征其热焓值 查表得 H 25 kJ mol 则 反应放出热为 q5 2051 0 87 272 25 103 16 4 104 kJ h 即输出热量总计为 q q1 q2 q3 q4 q5 411 8 104 16 3 104 3 4 104 279 1 104 16 4 104 694 2 104 kJ h 根据热平衡原理 输入 输出 则有 205 9 104 0 Q3 694 2 104 kJ h 即 Q3 488 3 104 kJ h 查 0 6Mpa 焓值为 2763KJ kg 折 蒸汽量为 488 3 104 2763 1767 kg h 即加热用蒸汽带入水量为 1767 kg h 故输入总水量 16117 393 1767 18277 kg h 水输出 1 尾气带出水 1307 kg h 2 碳化液带出水 碳化过程中除尾气带出水外 其余水则留在碳化液中 根据 质量守衡定律 碳化液带出水量为 18277 1307 16970 kg h 表 1 10 碳化工序水平衡表 输入 kg h 比例输出 kg h 比例 15 水玻璃带入 16117 88 18尾气带出 1307 7 15 尾气带入 393 2 15碳化液带出 16970 92 85 蒸汽冷却水17679 67 合计18277100合计18277 2 2 2 5 碳化工序硅平衡 收入 1 水玻璃带入 碱溶所得水玻璃为 2051kg h 其模数为 3 5 则含氧化硅量为 2051 210 272 1583 kg h 输出 1 生成水合二氧化硅 1583 87 1377 kg h 2 以水玻璃及溶胶形式残留余碳化液中的二氧化硅 1583 1377 206 kg h 表 1 11 碳化工序硅平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 水玻璃带入1583100水合二氧化硅137787 00 残留 206 13 00 合计1583100合计1583100 2 2 2 6 碳化工序钠平衡 输入 1 水玻璃带入 碱溶所得水玻璃为 2051kg h 其模数为 3 5 则含氧化钠量为 16 2051 62 272 468 kg h 输出 1 转化为碳酸盐 水玻璃碳化反应转化率为 87 则转化为碳酸盐的氧化钠为 468 0 87 407 kg h 2 以低模数水玻璃存在的氧化钠 468 407 61 kg h 表 1 12 碳化工序钠平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 水玻璃带入468100水合二氧化硅40787 00 残留 61 13 00 合计468100合计468100 2 2 3 碳化工序总物料平衡 输入 1 水玻璃 折纯 2051 kg h 2 水玻璃带入水 16117 kg h 3 入塔尾气量 干基 2692 kg h 4 入塔尾气带入水 393 kg h 5 加热蒸汽带入水 1767 kg h 输入共计 23014 kg h 输出 1 出塔尾气量 干基 2403 kg h 2 出塔尾气带出水量 1307 kg h 17 3 生成水合二氧化硅 1377 kg h 4 生成碳酸钠 695 kg h 5 其它以水为主体的溶液 23014 2403 1307 1377 695 17232 kg h 表 1 13 碳化工序总物料平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 水玻璃 折干 20518 91出塔尾气240310 44 水玻璃带入水 16117 70 03出塔尾气带出水 1307 5 68 入塔尾气量 2692 11 70水合二氧化硅 1377 5 98 入塔尾气带入水 393 1 71碳酸钠 695 3 02 加热蒸汽带入水 1767 7 68反应液其它成分 17232 74 88 合计23014100 03合计23014100 00 碳化液中碳酸盐含量 695 17232 695 100 3 88 2 2 4 碳化工序总物料平衡方框图 2 3 碳化液分离工序 碳化分离工序是一个纯物理过程 不涉及化学反应 过程相对 简单 2 3 1 碳化分离及滤饼洗涤 碳化液的分离为一个物理过程 滤液来自碳化 其量为 19304kg h 通过离心分离后 得水合二氧化硅和碳酸钠溶液 滤饼 分三次洗涤 洗液过程为逆流操作 清水用量为水合二氧化硅的 2 碳 化 塔 水玻璃 18168kg h 78 94 入塔尾气 3085kg h 13 40 加热蒸汽 1767kg h 7 68 出塔尾气 3710kg h 16 12 反应液 17927kg h 77 90 水合氧化硅 1377kg h 5 98 18 倍 一洗液用于置换 并入过滤液中 2 3 2 碳化液分离物料衡算 输入 1 水合二氧化硅 1377kg h 2 碳酸钠 695kg h 3 碳化液带入水及其它组份 17232 kg h 4 洗涤水 2 1377 2754 kg h 5 输入总量 1377 695 17232 2754 22058 kg h 输出 1 水合二氧化硅 1377kg h 2 滤液 20681 kg h 表 1 14 碳化工序物料平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 水合二氧化硅13776 24水合二氧化硅13776 24 碳酸钠 695 3 15滤液 20681 93 76 液相中水等 17232 78 12 洗涤水 2754 12 49 合计22058100 00合计22058100 00 2 3 3 碳化液分离总物料平衡方框图 2 4 白炭黑干燥脱水 碳 化 分 离 碳化液 19304kg h 87 51 洗涤水 2754kg h 12 49 滤液 20681kg h 93 76 水合氧化硅 1377kg h 6 24 19 白炭黑干燥脱水工序亦是一个纯物理过程 不涉及化学反应 干燥采用旋转干燥器 顺流操作 热源为天然气 主要是脱去其中 的自由水 干燥用混合气进口温度选用 300 出口温度取 120 干燥的尾气经重力除尘 旋风除尘后直接送入碳化塔 为碳化过程 提供部分 CO2和热源 减少碳化蒸汽加热量 同时尾气中含有的粉 尘为碳化过程提供晶核 以利于水玻璃碳化沉淀时晶体的生长 由于物料衡算时涉及干燥气体用量 故需先通过热量平衡计算干 燥气用量 再作物料平衡计算 相关物性数据取 220 下的平均值 计 2 4 1 干燥过程热平衡 热平衡基准温度取 20 热量输出 1 白炭黑升温耗热 入干燥器物料温度以 20 则进出口温差 T 100 Cp 1 32 kJ kg q1 CpM T 1 32 1377 100 18 104 kJ h 2 白炭黑中自由水耗热 q2 CpM T M H 4 18 153 100 153 2258 63954 345474 41 104 kJ h 3 尾气带出热量 设尾干基质量为 M 比热按空气计 查表得 Cp 1 03KJ kg 则带出热量 q3 CpM T 1 03 120 20 103M kJ h 输出热量总计 q q1 q2 q3 20 18 104 41 104 103M 59 104 103M kJ h 热量输入 热量由天然气燃烧提供 天然气组成见表 15 表1 15 天然气成份 组成 COH2CH4C2H6CO2H2SN2 V V 0 130 0796 670 896 71 641 3 W W 0 190 0178 751 3615 012 841 85 每标方天然气燃烧后放出热量 Q1 126 2CO 107 8H2 359 1CH4 597 2C2H4 231 2H2S 126 2 0 13 107 8 0 07 359 1 96 67 597 2 0 89 231 2 1 64 35649KJ m3 天然气平均分子量为 19 65 20 下 天然气密度 PM RT 1 19 65 0 08206 293 0 82 kg m3 则 Q1可改写为 Q1 35649KJ m3 0 82 43474 KJ kg 假设干燥所需的天然气质量为 M0kg 则天然气产生的热量为 43474 M0 KJ 可以将 M1kg 尾气加热到 300 为计算方便 用空气的物性 参数替代尾气物性 则 M1 Q1 Cp T 43474 M0 1 005 280 154 M0 kg 根据热平衡 则有 43474 M0 59 104 103M 21 即 43474 M0 59 104 103 154 M0 故 M0 21kg 总热损失按 10 计入 则实际天然气用量为 23 kg M1 3542 kg 2 4 2 干燥工序物料衡算 输入 1 白炭黑 干基 1377kg h 2 白炭黑带入水量 白炭黑处理量干基为 1377kg h 含水量为 10 即脱除水量为 153kg h 3 天然气用量 23 kg h 4 补入废气量 3542 23 3519 kg h 输入合计 5072 kg h 输出 1 白炭黑 1377kg h 2 废气量 3542 153 3695 kg h 表 1 16 白炭黑干燥工序物料平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 白炭黑137721 15白炭黑137721 15 白炭黑中水1533 02尾气369578 85 天然气230 45 补充废气351969 38 合计5072100 00合计5072100 00 22 2 4 2 干燥工序总物料平衡方框图 三 碳化液苛化回收碱 碳化液苛化回收碱是在一定温度下 在碳化液 主要成份为碳 酸钠或碳酸氢钠 中加入石灰 通过复盐反应得烧碱 所得碱液返 回到酸渣碱溶工段作原料使用 以降低生产过程的碱耗和维持系统 水平衡 由于碱溶反应要求碱浓度在 4 5 若回收的碱深浓度不 适合碱溶要求 则需对其浓缩处理 碳化液苛化时 石灰粉直接加入到碳化液中 反应生产的碳酸 钙以废渣的形式排出 实际生产时 碳酸钙应作为副产品回收 因 此 应在操作工艺上作适当调整 具体操作方法为 首先用碳化液 对石灰粉进行消化 用过滤筛过滤 取含纯净的过滤液与碳化液反 应 所得碳酸钙经分离后生产轻质碳酸钙 干 燥 脱 水 白炭黑 1377kg h 21 15 天然气 23kg h 0 45 尾气 3695kg h 78 85 补气量 3519kg h 69 38 白炭黑中水 153kg h3 02 白炭黑 1377kg h 21 15 23 3 1 苛化工段工艺流程方框图 3 2 相关化学反应 主反应 CaO H2O Ca OH 2 65KJ mol Na2CO3 Ca OH 2 CaCO3 2NaOH 58KJ mol NaHCO3 Ca OH 2 CaCO3 NaOH H2O 40KJ mol 由于在碳化液中 Na2CO3 NaHCO3 的量与操作有关 在满足工艺 要求的情况下存在波动 为便于计算 碳酸盐统一按 Na2CO3计 3 3 计算依据 根据实验结果 为了保证碳化液中碱的回收率 石灰用量为理 论用量的 1 2 倍 苛化液直接来自碳化液 由于贮槽采取了保温措 施 故碳化的温度取 50 加热采用直接蒸汽加热 蒸汽压力为 0 6Mpa 蒸发水量取蒸汽量的 10 滤液量为 20681 kg h 其中含碳酸钠 695 kg 苛化反应碱溶 碳化液 置换洗涤 苛化反应 板框压滤 石灰粉 碳酸钙渣 碱液 白炭黑洗涤水 苛化工段流程方框图苛化工段流程方框图 24 出率为 90 3 4 物料衡算 3 4 1 苛化反应理论计算 苛化反应主要涉及两个反应式 但石灰的消化与最终物质的计 算无关 但与系统的耗热有关 故苛化反应以下式表征 Na2CO3 Ca OH 2 CaCO3 2NaOH 58KJ mol 106 74 100 80 695 0 9 X Y Z 则 X 437 kg h Y 590 kg h Z 472 kg h 而 CaO H2O Ca OH 2 65KJ mol 56 74 W 437 则 W 330 kg h 则实际耗量为 330 1 2 397 kg h 石灰中有 效氧化钙含量为 92 故实际消耗生石灰量为 431 kg h 3 4 2 蒸汽用量确定 热量输入 1 石灰消化放热量 Q1 397 56 103 65 46 104 KJ h 2 所需蒸汽为 M kg 则其所含热量为 Q2 2760M KJ h 25 热量输出 1 反应液升温耗热 q1 CpM T 4 18 20681 80 50 259 104 KJ h 2 石灰升温耗热 q2 CpM T 0 184 431 60 0 5 104 KJ h 3 热损取上述总量的 10 计 则 q3 26 104 KJ h 输出热量总计为 286 104 KJ h 由热量平衡 46 104 2760M 286 104 则 M 870kg h 3 4 3 物料平衡计算 输入 1 滤液总量 20681 kg h 2 生石灰 431 kg h 3 加热蒸汽 870kg h 输入总量 21982 kg h 输出 1 碳酸钙渣 碳酸钙渣为已转化生成的碳酸钙和未反应的石灰和隋性物 其量可通过以下方法计算 590 431 472 56 100 757 kg h 2 烧碱折固体量 472 kg h 3 挥发水量 以物料量的 2 计 即 438 kg h 4 其它液体量 26 以水为主的其它液体量的确定由物料平衡计算而得 21982 757 472 438 20315 kg h 表 1 17 苛化工序物料平衡表 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 碳化液2068194 08碳酸钙渣7573 44 石灰4311 96烧碱4722 15 蒸汽8703 96蒸发水4381 99 其它液体2031592 42 合计21982100 00合计21982100 00 表 1 18 所得苛化液组成 烧碱苛化液总量 kg h 液体量 kg h 含量 kg h 百分比 固体量 kg h 21982 kg h 207874722 27757 3 4 4 苛化工序总物料平衡方框图 3 5 苛化碱液的浓缩 通过苛化反应回收的碱溶液 含碱量为 2 27 每小时回收 472kg 烧碱 碱溶反应需碱量为 603kg h 则补加的碱量为 603 472 131 kg h 反应酸渣量为 3163 kg h 液固比为 4 1 即用水量为 3163 4 603 12049 kg h 碱深浓度为 4 77 而酸渣中带入水量 碳化 液苛 化回 收碱 碳化液 20681kg h 94 08 苛化工序总物料平衡方框图苛化工序总物料平衡方框图 石灰 431kg h 1 96 蒸汽 870kg h 3 96 碱液 20787kg h 94 57 蒸发水 4381kg h 1 99 苛化渣 757kg h 3 44 27 为 1356 kg h 则实际补充水量为 12049 1356 10693 kg h 则有方程 x 10693 x 10693 472 成立 求解此方程 得 x 0 0423 苛化碱液需从 2 27 的浓度浓缩至 4 23 即需蒸发的水 量为 20787 472 10693 9622 kg h 热量衡算 浓缩采用间接加热 其利用的热量为蒸汽的汽化潜热 而水份 的蒸发则需提供汽化显热和汽化潜热 设共需蒸汽 x kg 故有 2531 x 9622 2531 9622 4 18 77 则 x 10846 kg h 由此可得浓缩总物料平衡表如下 表 1 19 苛化液浓缩总物料平衡 输入 kg h 比例 输出 kg h 比例 苛化液2087865 71浓缩苛化液1116535 30 蒸汽1084634 29蒸发水962230 42 冷凝水1084834 29 合计31633100 00合计31633100 01 由上计算可以看出 苛化反应碱回收率高 但浓度仅有 2 27 无法返回碱溶直接使用 为满足生产要求 需用 10 吨多蒸 汽进行浓缩 能耗很高 因此 适当提高碳化时水玻璃浓度和用热 尾气进行碳化反应 降低直接加热蒸汽量 减少对碳化液的稀释 其二 采用碳化液循环 提高碳化液中碳酸盐含量 是最终解决提 高苛化液碱浓度的主要途径 28 第二章 热量平衡 在碱溶 碳化及苛化回收碱三个工段中 需进行升温加热的设 备 除特别说明外 均为直接蒸汽加热 使用蒸汽为 0 6Mpa 的饱和 蒸汽 焓值为 2760KJ kg 干燥用热源为天然气 其热值为 43474 KJ kg 基准温度下密度 0 82 kg m3 为便于热平衡计算 热量衡算中只考虑化学反应热 物料升温 和表面热损 泵及搅拌等机械能转化的热量相对很少 在热量衡算 中不予考虑 相关的物性参数和化学反应热如下 1 物性参数 表 2 1 热平衡相关物性参数 内容 项目 比热 kJ kg 汽化潜热 kJ kg Al2O3 0 84 SiO2 1 32 FeO 0 50 Fe2O3 0 66 CO2 0 88378 N2 1 05200 O2 0 92213 CaO 0 77 CaCO3 0 91 H2O 4 182530 表 2 2 水蒸汽特性参数 压力 Mpa 温度 汽化热 kJ kg 焓 kJ kg 29 0 615820932760 0 094Mpa9722502675 2 主要化学反应及反应热 氢氧化钠溶解热 41 8KJ mol 1672KJ kg SiO2 2NaOH Na2SiO3 H2O 91 kJ mol Na2SiO3 CO2 g H2O Na2CO3 H2SiO3 25 kJ mol CaO H2O Ca OH 2 65KJ mol Na2CO3 Ca OH 2 CaCO3 2NaOH 58KJ mol NaHCO3 Ca OH 2 CaCO3 NaOH H2O 40KJ mol 3 环境温度 取平均值 20 一 碱溶反应热平衡 1 工艺条件 1 补加固体碱量 131 kg h 2 稀释用水 10693 kg h 温度 50 3 酸浸渣 干基 3163 kg h 其中水份 1356 kg h 温度 50 4 反应温度 95 2 热量衡算 热量支出 1 溶液升温耗热 Q1 MCp T 12652 4 18 95 50 238 0 104 kJ h 2 酸渣升温耗热 30 酸浸渣主要成份为氧化硅 故其比热按氧化硅比热计 酸浸渣 进料温度按 50 计 Q2 MCp T 3163 1 32 95 50 18 8 104 kJ h 3 热损 热损包括设备表面散热 管道热损及蒸发热损失等 按经验 取 Q1 Q2总量的 10 计 Q3 Q1 Q2 10 238 0 104 18 8 104 10 25 7 104 kJ h 总支出热量 Q出 Q1 Q2 Q3 238 0 104 18 8 104 25 7 104 282 5 104kJ h 热量收入 1 固体碱溶解放热 q1 M 1672 131 1672 22 0 104 kJ h 2 酸渣中无定型硅与碱的反应热 酸渣中无定型硅与碱的反应属放热反应 q2计算如下 q2 91 603 40 103 137 2 104 kJ h 3 蒸汽带入热量 加热用蒸汽拟采用 0 6Mpa 的低压蒸汽 M kg 蒸汽带入的热量为 Q3 M H M 2760 2760M kJ h 31 总带入热量 q入 q1 q2 q3 22 104 137 2 104 2760M 159 104 2760M 根据热量平衡原理 q入 Q出 则 159 104 2760M 282 5 104 即 M 447kg h 故 447kg h 蒸汽 提供热量为 q4 447 2760 123 5 104 kJ h 表 2 3 酸浸反应热平衡表 收入热量支出热量 项目名称 104 kJ h 比例 项目名称 104 kJ h 比例 碱溶解热 22 07 79 反应液升温耗热 238 084 25 碱溶反应热 137 248 57 酸浸渣升温耗热 18 86 65 蒸汽带入热123 5 43 72 热损失 25 79 10 合计 282 5100 08 合计 282 5100 00 二 碳化工序热平衡 碳化反应在 80 的温度下进行 加热拟采用直接和间接相结合 的方式进行 直接加热通常在每次碳化反应开始升温时使用 间接 加热则主要用于维持反应结束后的陈化温度 热量输入 1 水玻璃带入热量 水玻璃原料的温度取 50 升温到 80 所需的热量为 Q CpM T 其中 Cp 为水玻璃的比热 M 为水玻璃质量 T 为前后 的温差 物性温度取平均 65 查得固体水玻璃比热为 0 70kJ kg K 水 32 为 4 17 kJ kg K 取计算基准温度为 20 则水玻璃带入热量为 Q1 0 70 2051 4 14 16117 30 205 9 104 kJ h 2 尾气带入热量 由于尾气入塔温度为 20 与基准温度一至 故其带入热量 Q2 0 3 反应放热量 水玻璃的碳化反应是一个放热反应 根据不同反应类型 其放 热量大小略有差异 以主反应表征其热焓值 查表得 H 25 kJ mol 则 反应放出热为 Q3 2051 0 87 272 25 103 16 4 104 kJ h 4 蒸汽带入热量 设蒸汽带入热量为 Q4 则输入热量 Q入 Q1 Q2 Q3 Q4 205 9 104 0 16 4 Q4 热量输出 1 水玻璃升温耗热 q1 CpM T 0 70 2051 4 14 16117 60 411 8 104 kJ h 2 入塔尾气升温耗热 干尾气 65 下的平均比热为 1 01 kJ kg K 其量为 2692kg h 则 q2 CpM T 1 01 2692 60 16 3 104 kJ h 33 3 入塔尾气中水蒸汽升温耗热 尾气中带入水量为 393kg h 则 q3 H2 H1 M 393 2615 6 2530 1 3 4 104 kJ h 4 出塔尾气中增湿部分带走热量 出塔尾气带出水量 2403 0 544 1307 kg h 则新增水量为 1367 393 974 kg h 新增水耗热量分两个部分 一是汽化潜热 另一部分为显热 则带走热量 q4为 q4 CpM T H2 M 4 17 974 60 974 2615 6 49 1 104 513 7 104 279 1 104 kJ h 即输出热量总计为 q q1 q2 q3 q4 411 8 104 3 4 104 279 1 104 694 3 104 kJ h 根据热平衡原理 输入 输出 则有 205 9 104 0 16 4 Q3 677 8 104 kJ h 即 Q4 488 3 104 kJ h 查 0 6Mpa 焓值为 2760KJ kg 折 蒸汽量为 M 488 3 104 2760 1769 kg h 表 2 4 碳化反应热平衡表 收入热量支出热量 项目名称 104 kJ h 比例 项目名称 104 kJ h 比例 水玻璃带入热 205 928 98 水玻璃升温耗热 411 857 88 尾气带入热 00 00 入塔尾气升温耗热 16 32 29 蒸汽带入热 488 368 72 尾气中水升温耗热 4 30 60 反应热 16 42 31 尾气中增湿水耗热 279 139 23 合计 710 6100 01 合计 711 5100 00 34 三 白炭黑干燥工序热平衡 白炭黑干燥干燥热源选用天然气 热平衡基准温度取 20 天 然气组成见表 2 5 表2 5 天然气成份 组成 COH2CH4C2H6CO2H2SN2 V V 0 130 0796 670 896 71 641 3 W W 0 190 0178 751 3615 012 841 85 天然气用热风炉进行燃烧 用锅炉燃烧净化尾气调整入转筒干燥 器的温度控制在 300 20 出口温度设定为 120 干燥后的尾气 经重力除尘 旋风除尘后由引风机送入碳化塔作原料使用 热量输入 每标方天然气燃烧后放出热量 Q 126 2CO 107 8H2 359 1CH4 597 2C2H4 231 2H2S 126 2 0 13 107 8 0 07 359 1 96 67 597 2 0 89 231 2 1 64 35649KJ m3 天然气平均分子量为 19 65 20 下 天然气密度 PM RT 1 19 65 0 08206 293 0 82 kg m3 则 Q 可写为 Q1 35649KJ m3 0 82 43474 KJ kg 假设干燥所需的天然气质量为 M0kg 则天然气产生的热量为 Q1 43474 M0 KJ 热量输出 1 白炭黑升温耗热 35 入干燥器物料温度以 20 则进出口温差 T 100 Cp 1 32 kJ kg q1 CpM T 1 32 1377 100 18 104 kJ h 2 白炭黑中自由水耗热 q2 CpM T M H 4 18 153 100 153 2258 63954 345474 41 104 kJ h 3 尾气带出热量 设尾干基质量为 M 比热按空气计 查表得 Cp 1 03KJ kg 则带出热量 q3 CpM T 1 03 120 20 103M kJ h 输出热量总计 q q1 q2 q3 18 104 41 104 103M 59 104 103M kJ h 根据热平衡 输入 输出 则有 59 104 103M 43474 M0 M 与 M0存在如下关系 M0 kg 的天然气充分燃烧后 可以将 M kg 尾气加热到 300 取用空 气的物性参数替代尾气物性 则有 M Q1 Cp T 43474 M0 1 005 280 154 M0 kg 即 43474 M0 59 104 103M 故 43474 M0 59 104 103 154 M0 经计算得 M0 21kg 总热损失按 10 计入 则实际天然气用量 23 kg 尾气量 M 3534 kg 36 即输入热量 Q1 23 43474 100 0 104 kJ h 尾气带出热量为 q3 103 M 103 3542 36 5 104 kJ h 热量输出总计为 18 41 36 5 104 95 5 104 kJ h 由于计算中作了简化 导致输入和输出不等 故将余下部分计为 其它项 其值为 4 5 104 kJ h 作热平衡表如下 表 2 6 白炭黑干燥热平衡表 收入热量支出热量 项目名称 104 kJ h 比例 项目名称 104 kJ h 比例 天然气带入热 100 0100 0 白炭黑升温耗热 1818 00 干燥脱水耗热 4141 00 尾气带出热量 36 536 50 其它热损 4 54 50 合计 100 0100 0 合计 100 0100 00 四 碳化液苛化热平衡 热量输入 1 石灰消化放热量 Q1 397 56 103 65 46 104 KJ h 2 设加热所需蒸汽为 M kg 则其所含热量为 Q2 2760M KJ h 热量输出 1 反应液升温耗热 q1 CpM T 4 18 20681 80 50 259 104 KJ h 2 石灰升温耗热 q2 CpM T 0 184 431 60 0 5 104 KJ h 3 化学反应耗热 37 q3 58 695 106 1000 38 0 104 KJ h 4 热损 苛化反应时间 2h 反应温度 80 故热损失取以上量 2 计 则 q3 259 0 5 38 0 104 2 6 0 104 KJ h 输出热量总计为 303 5 104 KJ h 由热量平衡 46 104 2760M 303 5 104 则 M 933kg h Q2 2760 933 257 5 104 KJ h 表 2 7 碳化液苛化热平衡表 收入热量支出热量 项目名称 104 kJ h 比例 项目名称 104 kJ h 比例 石灰消化热 4615 16 反应液升温耗热 25985 34 蒸汽带入热 257 5 石灰升温耗热 0 50 16 84 84 化学反应耗热 38 012 52 热损 6 01 98 合计 303 5100 0 合计 303 5100 00 五 苛化液浓