10万吨纯碱设计

10万吨纯碱设计
本设计采用两次吸氨，一次碳化，一次加盐，液氨直冷的联碱工艺流程。

总反应式
32234NH NaCl CO H O NaHCO NH Cl +++=+ Ⅰ.吸氨计算
计算基准：1吨纯碱成品 一、母Ⅰ吸氨数据表
1． 母液Ⅰ 19.32113010531.6/
M I M I
m E
k g t ρ=⨯=⨯= 2.氨气量3NH m ，其中包括：
母Ⅰ吸氨量 33317ClAI NH NH AI NH MI ClMI T F F T ∆=
-⨯⨯⨯⨯ClMI
MI ClAI T （）E T =
5.40 5.53
2.17 1.639.32175.53 5.40
-⨯⨯⨯⨯（） =93.83 kg/t 损失取△NH 3’=0.02/kg t
3NH m =△NH 3+△NH 3’=93.83+0.02=93.85㎏/t 3. 94.32/kg t =3
NH 2m m =
99.5%
AI: 31310531.693.8310625.43/m m NH kg t =+∆=+=
5.53
9.329.545.40ClMI AI MI ClAI T E E T =⨯
=⨯= m 3/t 310625.43
11149.54AI AI m AI E ρ===密度 kg/m 3
由平衡关系式 1234m m m m +=+得出 尾气40.49/m kg t =
母Ⅱ：m 1=E M Ⅱ×ρM Ⅱ=9.09×1189=10808.01 kg/t 总NH 3量=吸收量△NH 3+损失△NH 3’
其中，△NH 3= 33()17ClA ClM NH A NH M M ClM ClA T T F F E T T -⨯⨯⨯⨯ⅡⅡ
ⅡⅡⅡⅡⅡ
= 5.45 5.69
(3.59 2.24)9.09175.69 5.45
-⨯⨯⨯⨯ = 233.05/kg t △NH 3’=0.03 kg/t ，即得
总NH 3量=233.05+0.03=233.08 kg/t 3
2234.25/99.5%
NH m m kg t =
= 出
A Ⅱ：m3=M Ⅱ+△NH 3=10808.01+233.05=11041.06 kg/t
5.96
9.099.495.45ClM A M ClA T E E T =⨯
=⨯=ⅡⅡⅡⅡm 3/t 311041.0611639.49
A A m E ρ===ⅡⅡkg/m 3
m 4为尾气
由平衡关系式m 1+m 2=m 3+m 4得m 4=1.20 kg/t （二）热量衡算
进
母Ⅰ： 111110531.60 3.2640.51347834/Q m S T kJ t =⨯⨯=⨯⨯= NH 3： ()22294.32 2.14204037/Q m S kJ t =⨯=⨯⨯-=- 出
A Ⅰ： 43333310625.43 3.1533470.1Q m S T T T =⨯⨯=⨯⨯= 尾气： 5444443Q m S T m S T =⨯⨯=⨯⨯
由平衡关系式 12345Q Q Q Q Q ++=+得出 348.93T
=℃ 进
母Ⅱ： 111110808.01 3.2628986555/
Q m S T k J t =⨯⨯=⨯⨯= NH 3： ()222234.25 2.142010026/Q m S kJ t =⨯=⨯⨯-=- 反应热：3476957/Q kJ t = 出
A Ⅱ： 433333110441.06 3.2936325.09Q m S T T T =⨯⨯=⨯⨯= 尾气： 5444443Q m S T m S T =⨯⨯=⨯⨯
由平衡关系式 12345Q Q Q Q Q ++=+得出 340.01T =℃
碳化计算 注：AY 为氨盐水；QY 为取出液;TA 为碳酸化氨盐水;ZJ 为重碱. 一、物料平衡
基准：以1吨成品纯碱为基准 1． 氨盐水当量()331000
53
120
AY ClAY NaG NaD NH QY NH AY ClQY E T U U C C T =
⎛⎫-∆-∆⨯⨯-⨯
⎪⎝⎭
其中,过滤损失 2.3%NaG U ∆=,煅烧损失2%NaD U ∆=,将数据代入得出:
()0.9941000
5.88189.5531 2.3%2%75.1 1.598.520
AY E ⨯=
=⎛⎫--⨯--⨯
⎪⎝⎭m 3/t
修正后可取6 m 3/t
2． 碳酸化氨盐水当量89.56 6.03489.0
ClAY TA AY ClTA T E E T =⨯=⨯= m 3/t 3． 取出液当量89.56 5.45298.5
ClAY QY AY ClQY T E E T =⨯=⨯= m 3/t
重碱烧成率323
0.630972.3%6%0.3%=⨯++ 51.92%=
重碱当量10001
1ZJ NaG NaD E U U Y
⎛⎫=⨯ ⎪-∆-∆⎝⎭
10001
2012.6/1 2.3%2%51.92%
kg t =
⨯=--
品浆干基量()2012.610.171670.5/kg t =⨯-=
1． NH 3平衡
① 氨盐水中含NH 3=（102+1.5）×0.85×6=527.85 kg/t ② 取出液含NH 3=5.452×0.85×（25+75.1）=463.4 kg/t ③ 重碱中含NH 3=2012.6×4.4﹪×17÷79=19.05 kg/t ④ 尾气=527.85－463.4－19.05=45.4 kg/t =2.67kmol/t
损失NH 3﹪=45.4÷527.85×100﹪=8.6﹪ 2． CO 2平衡
① 碳酸化需要CO 2量
a.氨盐水中CO 2量=25.9×1.1×6=170.94 kg/t =3.885 kmol/t
b.塔中NH 4OH 生成（NH 4）2CO 3的NH 3=30.6－3.885×2－2.67=20.16 kmol/t
c.取出液中（NH 4）2CO 3量=11÷（20×2）×5.452=1.499 kmol/t
NH 4OH 与（NH 4）2CO 3反应需CO 2量=20.16+（3.885－1.499）=22.545 kmol/t =991.97 kg/t ② 进塔炉气含CO 2量
a. 重碱的CO 2=420.3 kg/t
b. 损失CO 2为47.39 kg/t
c. 母液代入CO 2=1.1×（5.901×40－6.318×26）=78.96 kg/t =40.2m 3/t 得出炉气CO 2量=420.3+78.96－47.39=451.87 kg/t =230.04m 3/t=10.27 kmol/t ③
总进CO 2含量=451.87+634.48=1086.35 kg/t =24.69 kmol/t =553.05 m 3/t ④尾气CO 2=2.145 kmol/t
⑤进塔清洗气含CO 2为4.486 kmol/t 3． H 2O 平衡
二．热量衡算（以0℃为基准温度） 进：
1． 氨盐水带入显热：Q AY =0.79×1150×6×36=193752kcal/t=811200 kJ/t 其中，t=36℃，C PAY =0.79kal /kg ·℃=3.31 kJ/kg ·K ，E AY =6m3/t 2.进气量带入：
①中段=14861 kcal/t =62221 kJ/t ②下段=6338.0 kcal/t =26536 kJ/t ③洗气=7462 kcal/t
3.反应热与相变热Q k =403711 kcal/t =1690300 kJ/t 出：
1. 取出液Q QY =5.4517×1.130×0.795×33=161618.6 kcal/t =676664 kJ/t
2. 重碱[2012.6×（1－17﹪）－6.038] ×0.3×33=16477.6 kcal/t
3. 尾气带出42090.7 kcal/t =176225 kJ/t
4. 损失：按导出热4﹪计算为[Q 入－（QQY+Q TQ ）] ×4﹪=16237 kcal/t
5. 冷却水移出塔外的热量Q LS
由平衡关系 2323A Y k Q Y Q Q Q Q Q Q Q ++=+++进出出损失LS +Q 得
389700.1/LS Q kcal t = 3.煅烧计算
一、物料衡算
重碱烧成率51.92%Y =,重碱当量2012.6/ZJ E kg t = 其中, 32012.672.3%1455.1/NaHCO m kg t =⨯= 232012.6 6.0%120.75/Na CO m kg t =⨯= 432012.6 4.4%88.55/NH HCO m kg t =⨯=
2012.60.3% 6.04
N a C l m k g t =
⨯= 22012.
617%342.14
/
H O m kg t =⨯= 2.炉气生成量(考虑空气漏入系数影响) ①生成23432%%28479CO NaHCO NH HCO CO m ⎛⎫
=⨯+
⎪⨯⎝⎭
的量n
0.7230.0442012.69.78/284
79kmol t ⎛⎫
=⨯+=
⎪⨯⎝⎭
②生成2H O 的量23432%%%1687918H O NaHCO NH HCO H O n m ⎛⎫=⨯++
⎪⎝⎭
0.7230.0440.172012.628.8/284
7918kmol t ⎛⎫
=⨯++=
⎪⨯⎝⎭
③ 生成3NH 的量343%0.0442012.6 1.12/7979NH NH HCO n m kmol t ⎛⎫=⨯=⨯=
⎪
⎝⎭
即炉气总量()9.7828.8 1.1222.4902.72V =++⨯=Nm 3/t
④设漏入系数为总气体的1.5% ()()9.7828.8 1.12 1.5%0.6/A g kmol t =++⨯= 3.返碱用量
()1220.170.082012.62264.2/0.08R m x x m kg t x ⨯--⎛⎫
=
=⨯= ⎪⎝⎭
4.蒸汽消耗量
2427700.71.05 1.051424.7/1789.2
S Q m kg t Y =⨯
=⨯= 二、热量衡算 进
1. 重碱带入量111201
2.6 1.6283098295.4/C q m t kJ t =⨯=⨯⨯= 2. 返碱带入量2222264.2 1.151170443036.0/R q m C t kJ t =⨯⨯=⨯⨯=
3. 蒸汽带入量3q 142
4.72799.33988162.7/s m i kJ t =⨯=⨯=
进量总和12398295.44430363988162.74529494.1/q q q q kJ t =++=++=进 出
1. 3NaHCO 的分解热量
()()()()323222128.15NaHCO s Na CO s CO g H O g MJ =+++
43128500
%284q m NaHCO =
⨯⨯⨯
128500
1455.11112978.3/284
kJ t =
⨯=⨯ 2. 43NH HCO 的分解热量
()()()()43322185.0NH HCO s NH g CO g H O g MJ =+++
543185000
%79q m NH HCO =⨯⨯ 185000
88.55143473.4/79
kJ t =
⨯= 3.水汽化热量
()()2241.3H O l H O g MJ =+
6241300
%18q m H O =⨯⨯ 41300
342.14785021.2/18
kJ t =
⨯= 4. 炉气带走热量
7902.72 1.703115176793.2/g p q m C t kJ t =⨯⨯=⨯⨯= 5. 成品带走热量
81000 1.152********/q kJ t =⨯⨯= 6. 返碱带走热量
9442264.2 1.152********/R q m C t kJ t =⨯⨯=⨯⨯=
7. 蒸汽冷凝水带走热量
101424.71010.31439374.4/s q m h kJ t =⨯=⨯= 8. 热损失为有效热消耗的5%
110.052427700.7121385.0/q kJ t =⨯= 9. 有效热消耗量
()()456789122427700.7/Q q q q q q q q q kJ t =+++++-+= 流出量总量4567891011Q q q q q q q q q =+++++++出
1112978.3143473.4785021.2176793.22300005207661439374.4121385.04529791.5/kJ t =+++++++=
10. 有效热利用率 1
100%s Q m i
η=⨯
⨯⨯ 1
2427700.7100%60.9%1424.72799.3
=⨯
⨯=⨯
Ⅳ.氯化铵工艺
采用氨碱比1/1.05，4NH Cl 年产量为105000t 一、4NH Cl 结晶过程。

4
令2A 体积为1，则半Ⅱc ，母Ⅱs 第10页
1. AI 当量：()()[]3311000 1.02
53.5
NH A s NH E C k C ⨯=
-⨯⨯Ⅰ母Ⅱ
()1000 1.02
9.344.060.98 2.0653.5
⨯==-⨯⨯m 3
2. 母Ⅱ当量：E 2=k 1E 1=0.98×9.34=9.15m 3
3. NH 3Cl 产量m=m c +m 3=1020kg ，其中冷析损失0.5﹪，盐析损失1.5﹪
4. 原料盐消耗秒量
① 母液中溶解NaCl ：m 2= ②
1t 湿氯化铵原料盐消耗量
m 3=m 2（1－0.06）×0.97=1060.5×0.94×0.97=966.96kg 进：
① AI ：m 1=E 1ρ1=9.34×1135=10600.9kg ② 原料盐m 2=1060.5kg ③ 加水m 4=5.2kg 出：
①母Ⅱm 5=E 2ρ2=9.15×1187=10861.05kg
滤氨机带走一部分母液，取0.07m 3，得出离开结晶过程的母液量为 m 2=m 5－0.07×ρc=10861.05－0.07×1140=10781.25kg ②氯化铵1t
③湿铵带走滤铵液0.07×1140=79.8kg ④ 损失m 损失
由平衡关系，进=出，得出
10600.9+1060.5+5.2=10781.25+79.8+m 损失， 得m 损失=80.5kg
二、冷析结晶管计算 物料衡算 进：
1.AI ：m 1=10600.9kg
2.盐析结晶器来的晶浆，其中NH 4Cl ：m S ，NaCl ：0.087m S ，母Ⅱ：5.28m S 出：
1.半Ⅱ：m H
2.取出晶浆包括：NH 4Cl 结晶为1020-1000×0.05=1015kg ；半Ⅱ4716.2kg
3.损失5kg
由平衡关系 进量=出量 得出
10600.9+6.367m S =m H +5736.2 ① 冷析结晶器中氯化铵衡算 进：
1. A Ⅰ中氯化铵()3153.59.34 4.0653.52028.7NH A
E C kg ⨯⨯=⨯⨯=Ⅰ 2. 送料加入NH4Cl mSkg
3. 母Ⅱ中的NH4Cl 为0.512mS 出：
1. 溢流半Ⅱ中的NH4Cl ：
()353.5 3.053.50.1411140
H
H
H H
NH m m C m ρ
⨯⨯=
⨯⨯=半Ⅱ
2. 取出晶浆中的NH4Cl ：mC+mS-5=1015kg
3. 取出晶浆半Ⅱ中NH4Cl ：()353.5
4.137 3.053.5664D NH V C kg ⨯⨯=⨯⨯=半Ⅱ 4. 损失5kg
由平衡关系 进量=出量 得出
2028.7+mS+0.512 mS+0.141mH+1015+664+5 ② 联立①②式，得出
mS=554.8kg ，mH=8394.0kg 即可得出半Ⅱ溢流量8394
7.361140
H
H
H m V ρ
=
=
=m 3 冷析结晶器NH4Cl 产量mC =1020-mS=1020-554.8=465.2kg 冷析结晶器NH4Cl 产率
盐析产率为1-45.6﹪=54.4﹪ 三、盐析结晶器 进：
1. 来自冷析的半Ⅱ mH=8394.0kg
2. 溢流母液4636.4+166
3.53=6299.93 3. 原料盐1060.5kg
4. 洗水
5.2kg
进量总量=8394.0+6299.93+1060.5+5.2=15759.6kg 出：
1. 品浆，包括mS=554.8kg ，NaCl47kg ，母Ⅱ量3517.4
2. 溢流母Ⅱ量11635.9
出量总量=554.8+47+3517.4+11635.9=15755.1kg 进量和出量略有相差，来自计算误差。

热量衡算
其中，NH 4Cl 结晶热H 1=16286.7kJ/mol
NaCl 固体溶解热H 2 =5128.8 kJ/mol 一、冷析结晶器热量衡算（以1tNH 4Cl 为基准） 进：
1．氨Ⅰ显热Q1=m1×s1×t1=10600.9×3.31×26=912313.45 kJ
2.晶浆，包括：NH4Cl结晶热量q1=m S×S×t S=554.8×1.55×16=13759.04kJ
氯化铵固体显热量q2= m S×S×t S =47×0.9×16=676.8kJ
母Ⅱ显热量q3=m R×S2×t S=5.28×554.8×3.36×16=157481.53 kJ
3.NH3Cl结晶热量Q3=m C×（H1/53.5）=465.2×（6286.7/53.5）=141618.18kJ
4.泵产生的热量Q4=58600kJ
5.损失的热量Q5=0.05Q3
其中Q3是外冷器移走的热量。

出：
1.半Ⅱ显热量Q1=m H×S H×t C=8394.0×3.42×11=31578
2.28kJ
2.取出晶浆显热量，包括：
NH4Cl显热量q1=（m C+m S-m C）×S×t C=（465.2+554.8-5）×1.15×11=1730.75kJ
半Ⅱ显热量q3=m D×S H×t C=4716.2×3.42×11=177423.44kJ
Q2=q1+q3=179145.19 kJ
3.外冷器冷却移走的热量Q3
4.NaCl溶解热Q4=m S×（H2/58.5）=47×（128.8/58.5）=4120.6kJ
由平衡关系进量=出量得出
Q1进+q1进+q2进+q3进+Q3进+Q4进+Q5=Q1出+Q2出+Q3+Q4出
得出Q3= 826728.3kJ
二、盐析结晶器热量衡算
进：
1.半Ⅱ显热量Q1=31578
2.28kJ
2.滤铵机母液显热量Q2=4636.4×
3.26×15=226720kJ
3.氯化铵结晶热量Q3=m S×（H1/53.5）=55
4.8×（16286.7/53.5）=168894.6kJ
4.洗涤水显热量Q4=m×S W×t6=
5.2×4.186×28=609.5kJ
5.
6.原料盐显热量Q5=0.96×1060.5×4.186×25=106542.072kJ
7.盐析设备热量Q6=29300 kJ
8.损失Q7
出：
1.溢流母Ⅱ量Q溢流=m2×S2×t2=10781.25×3.36×16=579600 kJ
2.取出晶浆热量，包括：
NH4Cl结晶热量q1=m S×S×t S=554.8×1.55×16=13759.04 kJ
母Ⅱq2=m E×S2×t2=3517.4×3.36×16=189095.4 kJ
NaCl固体显热量q3=m S〞×S S×t S=47×0.9×16=676.8 kJ
3.NaCl溶解热量Q7=（m2’-m S〞）×（H2/58.5）=（1060.5-47）×（5128.8/58.5）=88855.36
kJ
进入热量总量=226720+315782.28+168894.6+609.+106542.072+293+Q7
=847239.0+Q7
流出热量总量=579600+13759.04+189095.4+676.8+88855.36=871986.6 kJ
由平衡关系进量=出量得出
Q7=24747.6 kJ
分析计算结果，可以说明整个盐析、稠厚、滤铵系统的冷量损失和机械热较大。

设备计算
一、碳化塔
采用型号为Φ1980×2650的碳化塔，每个塔的生产能力为70t/d 。

年生产时间以333天计算，则一天的生产量为100000/333=300t 。

共需要制碱塔为300/70=4.28，取5台。

1. 反应空间
V 总=0.785D 。

2H T Vh 3
V 有效=V 总×Φm 3 （Φ—装载系数）
V 液=0.6V 有效
V 气=0.4V 有效
代入数据得出，
V 总=0.785×1.982×26.5=81.55 m 3
V 液=81.55×0.8×0.6=39.14 m 3
V 气=81.55×0.8×0.4=26.1 m 3
二、冷析结晶器
采用
其中：NH 4Cl 结晶器内晶浆浓度为140kg/ m 3
1. 冷氨Ⅰ当量E 1=9.34m 3
2. 总氨Ⅰ量
体积流量1050009.34122.733324
V q ⨯==⨯Ⅰm 3/h 重量流量q M Ⅰ=122.7×1135=139264.5kg/h
3. 总半Ⅱ量q VH =122.7×0.95=116.57m 3/h
q MH =116.57×1135=132306.9kg/h
4. 冷析结晶器产量
RC=122.7×（4.06-0.95×3.30）×53.5=6072.1kg/h
5. A Ⅰ中溶剂投入量
()139264.524628.8114.61000
m V q m q --===Ⅰ溶质1000m 3/h H 2O 6. 以投入溶剂为基准计算过饱和度
16072.10.9953.5114.6
s ==⨯kmol/m 3 H 2O
7. 粒径比 110.160.20.8
m d X d =
== 8. 过饱和度比 ()()()
()
110.9947.31.1 1.1116.5753.553.5114.6VH av V s s q s q φ====⨯⨯⨯⨯ 查（C.F.C ）P.M.B 与X 1. Φ关系图 得（C.F.C ）P.M.B =46.5
9. 结晶器悬浮段溶剂所需体积
()..,..6072.10.000846.5229.953.520.1453.5 1.141460
C F C P M B C d m R dm V K V K M S οπ⨯⨯'===⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯m 3 10. 结晶器悬浮段容积229.9258.7140114.6c 11460116.57V V ε'=
==⨯⎛⎫-⨯ ⎪⎝⎭m 3 （采用流速为V 0=0.04m/s ）
11. 母液循环量 6072.155201.1
V q ==m 3/h （不包括结晶） 12. 结晶器悬浮段直径
7.13D m == 取7m
13. 结晶器悬浮段高度 258.7 6.730.78577
h m O ==⨯⨯ 14. 结晶器容积生产强度 6072.124563.32258.7P V ⨯=
=kg/（m 3·d ） 在实际生产中设备高度及总容积还需考虑顶部澄清段及底部圆锥部分。

三、盐析结晶器
已知相关参数：①盐析结晶器NH 4Cl 产量为7147.15kg/h
②采用表现饱和度1.16kg/m3
③成品结晶中最大粒径0.35×10-3m
④氯化铵结晶总括成长速度系数0.033m/h
⑤结晶形状系数d k π=
⑥晶浆浓度为195kg/m 3
1. 加入盐析结晶器的半Ⅱ量
① 半Ⅱ当量E H =k C ×E 1=0.96×9.34=8.966m 3/t
② 总半Ⅱ量1050008.966?117.833324
VH H q E =⨯=⨯=⨯m 3/h 2. 溶液供给速率q V =62.48m 3/h
结晶器内母液循环量7147.156161.31.16VC q =
=m 3/h 3. 以溶剂为基准的平均过饱和度 1.160.02853.50.78
av s ==⨯kmol/m 3 H 2O 4以溶剂为基准的结晶器悬浮段容积 0.0003562.48205.753.50.0330.0281460V π⨯'==⎛⎫⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭
m 3 5．结晶器悬浮段容积 205.7304.419510.781460V V c ε'===⨯⎛⎫-⨯ ⎪⎝⎭
m 3 结晶器内表观流速V 0=0.03m/s
6.
结晶器悬浮段直径8.5D m =
= 7.结晶器悬浮段高度304.4 5.370.7858.58.5
h m O ==⨯⨯ 8.结晶器容积生产强度7147.1524563.5304.4
P V ⨯==kg/（m 3·d ）
四、煅烧炉
联碱装置年生产日与合成氨装置同步以333天计，即生产能力为
10000012.5/33324t h =⨯ 1. 传热面积，每生产一吨纯碱所需传热面积为4.74m 2/（t*d -1）
由m Z =A ×a -1 得1423.4A =m 2
2. 选取管式自身返碱蒸汽煅烧炉Ⅲ
3. 物料盘存量
2.26421121.8 2.012612.516.55260W q t τO +⎛⎫=⨯=⨯+
⨯⨯= ⎪⎝⎭加 4. 全容积
121116.55133.860.250.90.55
V W αϕϕρO =⨯=⨯=⨯⨯⨯⨯m 3 5. 煅烧炉有效长度（直径 3.2D m =）
133.8616.650.785V L m A D D
α===⨯⨯ 6.旋转速度 0.190.1916.65 2.27/min 21.8 3.20.02L N D s γτ⨯===⨯⨯⨯⨯。