周光耀院士纯碱生产中碳酸化过程的探讨ppt课件

1、u3. 对碳化实际的一些探求u3.1 反响类别u 要研讨碳化过程，首先要搞清碳化反响属于哪一类反响。碳化塔内是一种碱性溶液吸收酸性气体，即是化学反响吸收。化学反响吸收可分为a,化学反响可忽略的吸收即可视为物理吸收，b,在液流主体中进展的缓慢反响过程，c,在液膜中进展终了的快速反响，d,在液膜中瞬间进展的飞速反响吸收过程。u反响类别的判别式有多种，下面选择其中一种判别式; 当化学反响进展缓慢，化学反响主要在液流本体中进展时，那么液膜中反响的量经过液膜分散所传遽的量，uMDLK1/KL2 无因次准数，它代表了液膜中化学反响与传遽之间相对速率的大小，称反响吸收准数。uDL被吸收气体在液相中的分散系数

2、 m2/suK1 一级不可逆化学反响速率常数 s1ukL 液相传遽系数 m/s,u当化学反响主要在液流主体中进展时 M1u碳化反响可用下式表达;uCO2(g)+OH(L)产物u反响速率: r=kOHCOHCCO2u根据文献 DLCO2=1.4109/s uKL=104m/suKOH在常温下为104m3/kgmol su塔顶部COH浓度最高，即反响速度最快，先以塔顶条件进展计算。u塔顶碳氨 PH=8.8 COH=1014+8.8=u105.2kgmol/m3u一级反响速率常数 K1=KOHCOH=104105.2=101.2/suM=1.4109101.2/108=1.4u102.2=0.008

3、831u结晶析出前的临介点 PH=7.98,M=0.372104, 塔底部 PH=7.37.5， M=9.34106u 所以碳化塔内进展的化学吸收过程属于缓慢化学吸收过程，塔下部那么为极慢反响。u 用另外二种判别式计算，得到的结论是一样的。对于主要在液相本体中进展的缓慢反响，只需有适当的相介面使其传质速度能满足液相中缓慢进展的化学反响速度就可以了，对这类反响，主要是增大液相容积。这是碳化塔设计的一条根本原那么。u 索尔维塔内充溢了液体，是以液相为延续相的鼓泡塔，是符合这一原那么的。任何新型碳化塔的开发都应尊循这一原那么。u 从反响速度判别式得到另一条结论，塔上部反响速度相对较快，塔板间隔应该较

4、小，塔中部，尤其是塔下部，反响缓慢，板距应该增大。u3.2 碳酸化过程吸收动力学的研讨u 在外冷塔开发过程中，为了实现外部冷却，必需对传统的构造作艰苦改动。在塔下部必然存在一个液体循环，这样，整个塔下部液体成分接近取出液成分，破坏了塔下部液体的浓度梯度，这对CO2 吸收极为不利。u 在上述吸收动力学方程式的根底上，经过计算阐明，外冷塔只需采取适当的构造，控制好有关条件，可以实现与索尔维塔一样甚至更好的吸收效果。u 用这一计算方法，分别对浓气制碱直径1.5m,和2.5m的内冷联碱塔，氨碱塔以及CO2浓度为2729%，17%，压力为12kg, 17kg, 20kg 的变换气制碱碳化塔进了计算，计算

5、结果都与实践数据符合，尤其是在变换气制碱中，u 经过计算以为制碱塔尾气可以到达CO2 0.2% 的要求，不用采取串塔流程，这在以前是不可想像的，后来实际证明了这一点。目前有多台变换气制碱塔，长期运转，尾气浓度稳定在0.2% 以下。这证明了这种计算方法有一定的准确性。u 3.3 关于碳酸氢钠结晶质量的控制u众所周知要获得粒度大的结晶，首先要控制一次晶核的生成数量，并尽量防止或减少二次晶核的生成。其次要有较长的结晶生长时间和较高的结晶生长速度。u 碳化过程中一次晶核的析出数量，与临介点的温度和过饱和度有很大关系。u低温碳化时，碳化液积累到很高的过饱和度后，迸发产生大量一次晶核。反之，高温碳化临界点

6、温度高，析出一次晶核的过饱和度低，析出的晶核数量就少。据研讨，假设温度是30，临界点的过饱和度可到达17滴度，而当温度为60时，过饱和度只需9滴度。u 结晶生长速度与溶液的过饱和度及温度有关。. 在“纯碱消费中氨盐水碳化过程的研讨一文中指出，u碳酸氢钠的结晶速度，根本上与过饱和度的一次方成正比。大连制碱研讨所“关于新型碳化实验报告中那么以为结晶生长速度与过饱和度的1.47次方成正比。守山逸郎等在“纯碱工业碳化、结晶、分别、枯燥的设计一文中列出了碳酸氢钠结晶生长速度系数与温度关系图。u 作者将此图转化为以下方程式uk103=-3668/T+12.2u式中;T结晶温度K:uk结晶生长速度系数：t=

7、60 k=0.01531, t=50, k=0.00698 t=40, k=0.003028, 60时结晶的生长速度为40时的5倍。经过以上这些文献可以看出，过饱和度越大，结晶生长速度高，温度越高结晶生长速度也越高。u 索尔维塔的操作控制是符合上述原理的。在塔上部液体不断吸收二氧化碳，温度逐渐上升，并开场构成过饱和度。到了中上部临界点附近，过饱和度出现全塔最顶峰值 CO2 3840tt,过饱和度58tt，然后开场析出一次晶核，在索尔维塔操作中要求尽量控制较高的中部温度，普通控制在60以上。由于临界点温度较高，析出的一次晶核数量少。以后晶核在进入冷却前不断在高温区以较快速度生长。u在索尔维塔中，

8、塔的中部和中上部，对结晶的生长起了很主要的作用。例如取出重碱的平均粒度为110，在塔的中部大部分结晶已到达7080。多年来的实际阅历给人们构成一个概念，这就是要得到质量好的结晶，碳化塔内必需有一个高的中部温度区。u 3.4 高效塔板的研讨u碳酸化反响为缓慢的化学吸收过程，因此它要求有足够的液相容积。此外，从结晶过程思索，也应该有足够的固液相仃留时间，以满足过饱和度消除和结晶生长的需求。因此碳化塔的设计必需有足够的液相容积。u现有碳化塔塔内均充溢液体，是以液相为延续相的菌帽塔，是符合这一原那么的。但是对于以液相为延续相的鼓泡塔板，由于气液相在同一通道中混合上下流动，因此不可防止地产生严重的塔液轴

9、向反混，从而降低了塔板的效率，降低了塔的消费才干，呵斥尾气CO2 含量高， CO2利用率低等缺陷。u 在化学工程中有很多种高效率的塔板，但都是以气相为延续相，而且多为较纯真的气液二相，而制碱消费中的碳化塔不但以液相为延续相，而且塔内为悬浮有大量固体结晶的过饱和溶液，塔板上极易堆积结晶和产生结疤。所以普通化学工程的高效塔板都不适用。u 外冷塔下部由于外部冷却，塔液在整个塔下部循环，塔下部液体的成分接近取出液的成分，整个塔下相当于一块塔板。这样要求塔的中、上部应该设计吸收效率高的塔板进展弥补。u 外冷塔设计中坚持了液相为延续相的原那么，同时研讨开发一种在液相为延续相的条件下，能最大限制减少液体轴向

10、返混的高效塔板，而且还得具有在过饱和的晶浆溶液中能长期作业的性能。u 在开发过程中研讨出一种带降液管的低开孔率筛板，经过模型察看，当筛孔气速到达一定值后，塔板下出现一层气垫，它阻止了液体在塔板间轴向返混，从而大大提高了塔板的效率。在实验中察看到，氨母液经过34块这种塔板，塔液中CO2浓度即可到达析出NaHCO3结晶的程度。只需设计得当，这种塔板可长期作业。u出现气垫层的气速称为临介气速，临介气速与气、液相重度，筛孔直径，塔板厚度，液体外表涨力等要素有关。u3.5 外冷碳化塔的开发u 外冷碳化塔开中对吸收动力学，高效塔效塔板等进展了研讨，前面已有途述，这里只引见循环方式的研讨。u日本旭硝子公司N

11、A塔，塔与外冷器之间用泵循环，开场我们也是采用泵循环，但是很快发现由于泵叶轮粉碎晶体，产生很多通常称为“浮碱“的细小晶体，很难过滤。u很多关于结晶方面的文献指出；泵或搅拌器是工业结晶中发生二次晶核的主要方式。uGordon R.Youngquist & Alen Drandolph 在硫酸铵水体系中二次晶核一文中提出;成核速率与搅拌器每分钟转速成7.84次方关系。Randolph & Cise 在研讨K2SO4 的二次成核时发现成核速率根本上与搅拌器每分钟转速成6次方关系。我们的实验也定性地证明了这一点。u 例如昆山工程外冷塔下部空塔气速为0.055m/s, 计算得到含气率约为 =8%, 外冷

12、器进出口高差为10m, 由塔内外介质密度差产生的压差为0.8m, 此即外冷器液体循环的推进力。以后即可设定外冷器液体循环量并计算循环系统的阻力，用试差法进展多次计算，当系统阻力与塔内外介质密度差产生的压差相符时，再用该循环量计算外冷器的传热系数k。u经过试差法计算，本工程每台外冷器的循环量约为会2700m3/h, k=700kcal/h,m2, u 当管壁平均疤厚0.7mm时，k=500kcal/h , m2。和邦化工的外冷塔与昆山外冷塔规格一样，该塔才干已达360T/日，以此才干反算K值，与上述K值根本相符。索尔维塔作业初期k值在200400，作业后期因冷却管结疤，k值降至100左右。u自然

13、循环的k值比索尔维塔高，这是由于外冷塔有大量液体有序循环，同时将吸收与冷却分开，冷却外表过饱和度低而且均匀，冷却外表结疤轻，如外冷器作业48小时，结疤最厚的冷却管液体出口端，疤厚只需11.5mm, 疤的热阻起控制造用，因此总传热系数还是提高了。NA塔用泵循环，参与助剂，结晶平均粒径为100，自然循环外冷塔，不加助剂，结晶平均粒径可达110150，因此我们选择自然循环方案。u3.6 以液相为延续相，带降液管的低开孔率内冷塔的研讨u 目前已开发出日产360T的大型联碱外冷碳化塔，该塔实现大型化，设备分量轻，较内冷铸铁塔可节省大量建立资金。目前外冷塔尤其是变换气制碱独一可选的塔型。但外冷塔由于塔下存

14、在液体循环，取出液CNH3比内冷塔约低2tt, 此外冷却水进出温差小，因此冷却水用量大但压降低，这是它的缺陷。u 在外冷塔开发过程中，研讨出的高效筛板塔板，我将这种塔板用于内冷塔中，获得了良好效果。2019年我为连云港碱厂设计一台直径3m/3.4m，中上段全部为钛筛板的内冷碳化塔，该塔投产后显示出产量大，中温高，重碱结晶好，尾气CO2浓度低等优点。其主要技术性能能如下:u 中段直径3.4m共5块带双降液管的筛板，u 上段直径3m,共7块带双降液管的筛板，u 塔底压力0.32mpa,u 尾气压力0.07mpa,u 下段气浓度CO2 8588%, 进气量35004000nm3/h, u中段气浓度C

15、O2 3940%, 进气量 65007000nm3/h, u出碱流量 65m3/h, u塔温: 12圈，7172u 14 圈，6971u 16 圈，6467u 22 圈，4247u 尾 气，3840u 取出固液比， 4050%u 沉降时间， 200 秒左右u 转化率 7576.5%u 尾气CO2, 98%u 进气流量 30003500nm3/hu 取出液流量 7278m3/hu 中温 6063u 上温 4245u 取出CNH3 8990.5 ttu FNH3 2324.5 ttu CO2 16.216.8 ttu 固液比 3133%u 沉降时间 105秒u 尾气CO2 , 0.5%u 筛板塔钠

16、转化率 66.97%，原笠帽塔转化率 64.77% ，u 上述氨碱和联碱筛板塔都显示一样优点，其缘由都是由于塔板轴向反混少，吸收效率高，塔内结晶区扩展，高温区扩展，致使结晶质量好，尾气CO2低，取出转化率高，产量也高。此外，筛板塔堆碱少，用于联碱法时，可以做到45塔一组。u 最近我接触小苏打碳化塔的设计，发现小苏打碳化塔尾气CO2浓度很高，普通在15%左右，CO2利用率很低，我把低开率筛板塔板用于小苏打碳化塔，以期提高CO2利用率，目前尚未投产。u4. 烟道气直接进碳化塔，补充CO2缺乏的探求u 鸿化搬迁工程中合成氨以天然气为原料，消费联碱时存在CO2缺乏问题，原方案采用变压吸附提浓烟道气中C

17、O2后，进入碳化塔，此方案存在烟气中有少量粉尘，会使吸附剂衰减问题。u 我经过自巳开发的碳化过程CO2吸收动力学方程式进展计算，提出CO2浓度只需12%的烟道气可直接进入碳化塔，作为清洗气和中、上段气，其投资和运转费都低于变压吸附方案。u 5. 最近我为昆格拉碱厂二期工程设计用天然气烧石灰窑制碱的碳化塔，窑气浓度只需28%，氧气含量为焦炭窑的10倍，而业主要求纯碱含铁只需5ppm,这又是一个难题，但我置信在一期工程的根底上，加上采用高效塔板，问题是可以处理的。u6. 对碳化塔操作的二点建议u6.1 根据我的实际阅历，碳化塔冷却管两侧的温差不能超越10，否那么结疤严重，碳化塔才干会急速衰减，所以

18、冬季冷却水温度不能太低，对氨碱法宜控制在22以上，对联碱法宜控制在24以上。这点非常重要。u6.2 碳化塔开车，或倒塔后转入制碱作业，多数工厂敝塔到中温到达50以上后才开场取出，然后再逐渐开水冷却，u这样开场取出时温度很高，取出液FNH3也很高，呵斥消费目的动摇。“纯碱工学中也是采用这种开车方法。我建议敝塔时当塔底温度升高十几度，并开场析出结晶后，即可渐渐开冷却水，到中温到达50以上时，开场取出，此时取出温度也已接近正常取出温度，消费动摇小，这种开车方法我已试过几次，应无问题。u终了语u 我不断从事纯碱工程设计任务，不是专业搞科研的，没有实验仪器，没有实验设备，没有专业的实验室，更没有实验队伍。但为了使工程设计技术程度能不断提高，设法到工厂做些简单的实验，利用工程作一些创新的尝试。我设计过多种条件的碳化塔，有些条件在世界纯碱制造史