联合制碱

在我国,纯碱生产除了有天然碱资源的个别地区而外，其生产工艺主要有三种：氨碱法、联合制碱法和变换气制碱法。) U# ] L4 ^' u ~7 P
氨碱法：氨碱法以食盐、石灰石为原料，借助氨的媒介作用，经石灰石煅烧，盐水精制吸氨、碳酸化、碳酸氢钠过滤、煅烧、母液蒸馏等工序制得纯碱，氯化铵母液蒸馏回收氨以循环使用。该法具有原料普遍易得，原料价格低廉、生产连续、产品纯度高，适合大规模生产及不需氨厂配套等优点。但该法存在了两个难以克服的缺点：其一是氯化钠的转化率低，氯化钠理论上的转化率可以达到84％，而在实际生产中，由于氯化钠在氨水中的溶解度和碳酸化反应的限制，在工业上其转化率仅能达到72％～76％。对原料氯化钠而言，在制碱过程中，仅利用了部分钠离子，24％～28％的钠离子和全部的氯离子都废弃了，氯化钠总利用率还不到30% 。其二是废液的处理问题，每生产1吨纯碱约有10m3 左右的废液排出难以处理。因此氨碱法生产纯碱的成本高，不宜在内陆建厂。 A9 Q1 O- y6 v. O S3
联合制碱法：针对氨碱法存在的缺点，长期以来国内外的科学工作者不遗余力地寻找合理的解决办法。一种比较理想的方法是氨碱两大工业联合生产，以氯化钠、合成氨及生产合成氨的副产物二氧化碳为原料，同时生产纯碱和氯化铵两种产品。这种生产方法被称为“联合法生产纯碱和氯化铵”或联合制碱法。我国于1952年建设了联合制碱试验车间，1961年建成了大型联合制碱车间，1964年通过了国家鉴定。联合制碱法的出现，打破了氨碱法的传统技术，解决了氨碱法难以克服的需石灰煅烧等问题、碱渣处理等环保问题。为制碱工业的发展开辟了新的途径，成为世界上工业制碱的重要方法。
_ M# ^5 2 a4 V变换气制碱法：该法是变换气直接碳酸化制取碳酸氢钠的新工艺。它是将合成氨装置的变换气，送至碳酸化塔，在碳酸化塔内脱除了变换气中的二氧化碳的同时又进行了联碱的碳酸化过程（制取了重碱），脱除了CO2的气体送回合成氨系统。这样联碱法的生产，不仅利用了合成氨生产的NH3和CO2用以生产纯碱和氯化铵，而且联碱装置的碳酸化工序也是合成氨装置的脱羰工序。从而使合成氨、纯碱、氯化铵的生产实现了真正的联合，使合成氨和联碱的工艺流程大为简化。它是我国首创的新技术——变换气制碱。
$ u; b( ) B& ~2 Z' z& N& ^1.2我国纯碱行业概况2 M8 j+ S r, S, $ N
我国的纯碱工业始于20世纪20０年代。当时我国纯碱工业的先躯、爱国实业家范旭东和化学家侯德榜在天津创办永利碱厂（即现在的天津碱厂），发展民族纯碱工业，这是我国第一个纯碱

生产厂。侯氏于40年代开发了联合制碱技术（即侯氏制碱法），为我国发展纯碱工业作出了巨大贡献。但在旧中国，民族工业步履维艰。1 K, u h3 _ F# t% E n
解放时，我国只有天津和大连两个碱厂，年产量只有8.8万吨。解放后，纯碱工业得到了迅速发展。50年代很快恢复了天津、大连两厂的生产，并投资扩建，到1957年产量达到50万吨。60年代开始建新厂。先后兴建了青岛碱厂、自贡鸿鹤化工厂和湖北省化工厂（即现在的湖北双环化工集团）三个大碱厂。70年代前后，又兴建了一批小氨碱厂，改建了一批小联碱厂。到“六五”末，全国纯碱产量已增加到200万吨。但仍跟不上国内需求的增长，每年还需大量进口。由于当时国家外汇紧缺，限制进口，纯碱供应极为紧张。为此，“七五”期间，国家决定同时兴建河北唐山、山东潍坊、江苏连云港三个年产60万吨的大型氨碱厂，“八五”期间又分别扩建为80万吨的规模。这三个厂的主要设备都是国外引进的，具有当时世界先进水平，从而使我国的纯碱工业从规模和装备都登上了一个新台阶。纯碱被业内人士认为工业之母。一个国家的纯碱的生产和消费水平，实际上也反映了该国的工业水平。我国纯碱工业经过几十年的发展已跻身世界前列，总产量已超过800万吨，仅次于美国（1200万吨）占世界第二位。2002年全国累计生产纯碱1014.7万吨。但是按人均消耗量计算依然很低。中国要成为世界经济大国和强国，作为工业之母的纯碱工业无疑还需进一步发展。7 _2 n- n H! R2 R% q' r0 L
我国纯碱工业的特点：
$ n6 I2 d I u& {（1）大型企业为主，中小企业为辅。我国现有八大碱厂，即大化公司碱厂、唐山碱厂、天津碱厂、青岛碱厂、维坊碱厂、连云港碱厂、湖北化工厂及自贡鸿鹤化工总厂，其生产能力占我国全部纯碱生产能力的75％左右。
; J4 k' W1 w) U( s0 v. L8 x4 U中型厂（4万吨／年以上）占18％，大中型企业生产能力合计达93％，结构较合理，生产稳定，具有消化外界不利因素能力。5 l5 w& H4 W6 v a2 - h
（2）生产工艺以氨碱法为主，我国纯碱生产工艺特点是氨碱法（即索尔维法）纯碱仍占多数，约占总量的60％；大多数中小企业（内陆地区，相对于沿海地区）采用联碱法工艺，产量占总产量的38％左右，天然碱主要在内蒙古、河南等地有少量生产，约占总量的2％； q6 G m3 w; o! X, F
（3）近年来技术装备有很大提高，近几年，我国纯碱工业的技术水平、装备水平有了很大提高，分步工序已跻身世界先进行列。我国自行开发的联合制碱、变换气制碱、优质原盐制碱是世界上的领先工艺，我国已独立设计与制造了自身返碱煅烧

炉、自然循环外冷碳化塔、异径碳化塔等有一定水准的大型设备；$ T 1 I# p N4 `7 v+ e1 h
（4）纯碱资源沿海多，内地少。由于纯碱生产上的特点，原料盐的供应及排渣要求，目前我国纯碱资源在全国的分布特点是沿海多、内地少，尤其是沿渤海湾、黄海中北部区域占据了我国纯碱多数大型企业，生产能力占全国60％以上
q $ r- R+ v9 B B5 W T（5）优质品种少。我国企业的产品品种、质量与国外相比，重质纯碱比例少，优质重质纯碱更少。目前全国普通重质纯碱生产能力约200万吨／年，优质重质纯碱仅为7万吨／年，分别占总能力的27.4％和9.6％，远不及发达国家80％的比例。 q; L. ~9 C8 M; b1 h
1.3原料路线确定的原则和依据
. g; T1 o' V4 o0 K H# n（1）盐是制碱装置的主要原料，由于盐的来源不同，原盐的质量各不相同，但均含有钙、镁、泥沙等杂质，若不精制，直接加入氯化氨结晶槽，将会引起下列不良后果：
9 e, g ]0 j2 O6 X) r4 U( z4 D1）系统中钙镁杂质增加，母液浊度大，引起氯化铵及重碱结晶变细，不利于分离、煅烧、干燥及包装等工序的操作。# h2 b' d K) O% m# l+ J
2）原盐粒度大、杂质多，较难溶解。影响氯化铵产量和质量。
+ v5 n6 h! J! y4 E. p ]3）部分杂质沉附于管道和器壁上，缩小了有效空间，降低了设备的生产能力。
6 e8 e- H. o# Y5 4）氨母液Ⅱ泥增多，氨、盐损失增大，处理困难。! B; w X6 F4 u6 J3 u0 o
因此，若是采用原盐作为原料，在它进入氯化铵工序之前，必须设置原盐精制工序，但是，设置了原盐精制工序，将使整个制碱工艺变得冗长。装置占地将增加，同时盐卤水处理这一环保问题的解决也比较困难，综上所述，本装置选用精制过的洗盐，粒度符合要求的优质洗盐作为联碱装置的原料。本项目选用的优质洗盐的规格如下： ~ f R) n; P, n9 & y, v4 I4 ~
含： NaCl 98.0 % x( F( T( M x5 X
CA++ 0.08 %; U+ m2 r1 W# # C8 a# q
Mg++ 0.07 %6 n+ f4 ^. i a
SO4 0.1 %6 B! F# J5 w. I$ `, h8 N& R3 B T
粒度（大于20目） 3 %
4 e4 j0 _! g$ Q A( N6 A, @5 t（2）CO2 是制碱装置的另一主要原料。本装置采用变换气制碱法，直接利用变换气作为碳酸气用以制碱。这样既简化了合成氨的净化流程，又提高了CO2的利用率，使本装置的原料CO2的供应有可靠的保证。合成氨所供应的变换气的规格如下：
8 y 7 u L% }4 _% v组成 CO H2 CO2 CH4+Ar N2 H2S
+ D& u6 t3 k7 _ }& M& z含量 ％ 1.15％ 52.08％ 29.48％ 0.62％ 16.67％ ≤50 mgnm3 p% G6 p3 D u9 }$ T2 `$ V0 e J

+ _4 7 E8 K! M# @（3）NH3

是制碱装置的主要原料。本装置使用本工程自产的NH3，其规格应符合国标GB536-88优等品指标的要求。
9 ^. w0 n, A& ^ W5 1.4工艺技术方案的选择和确定
A7 _! P8 H# 8 }) a合成氨工艺气体经粗脱硫、变换、变换气脱硫等工段后，其所含二氧化碳需脱除，物理脱碳法中的高压水洗法动力消耗大，氢损失也大，CO2回收率很低仅45％，不能满足制碱的要求。化学法脱碳则需专门的脱碳装置，并消耗一定的能量和化学溶剂。使脱碳的成本提高。为此，本装置拟采用我国首创的技术——变换气制碱技术。通过变换气直接碳酸化，制取碳酸氢钠，并脱除了变换气中的二氧化碳。即是将合成氨装置的变换气，送至联碱装置的碳酸化塔，在其中脱除变换气中的CO2，同时又进行了联碱的碳酸化过程（制取重碱），脱除CO2后的气体送回合成氨系统。这样，联碱法的生产，不仅利用了合成氨生产中的NH3和CO2，用以制取纯碱和氯化铵，而且联碱装置的碳酸化工序也是合成氨装置的脱碳工序，二者合而为一，从而使合成氨和纯碱、氯化铵生产实现了“真正”的联合的同时，使合成氨和联碱的工艺流程大为简化。为了使变换气制碱能更高效、经济地运行，根据本厂和国内生产厂的经验，本设计采用了下述措施：
- a( P; 7 Y' `, c$ （1）.采用新型的外冷式碳酸化塔：由于联碱工艺的氨母液Ⅱ中的NH3比氨碱法制碱中的氨盐水高,既影响了重碱的产量，还仿碍了碳化塔内吸收段吸收CO2的吸收反应，反应段上移，导致了尾气中CO2的增加。由于合成氨送来的变换气其操作压力约为1.6Mpa～2.0 Mpa，而且经制碱后的脱碳气仍需返回合成氨系统，所以变换气制碱的碳化系统的操作压力也必须在1.6Mpa左右，为此新的碳化塔的结构设计必须满足和适应这些变化。而制碱工业中常用的索尔维塔存在了下述不足：它是由铸铁制作的，仅能在低压和常压下操作；冷却小管的缝隙很小，运行一段时间，就产生了重碱疤垢，疤垢越积越厚，以至于生产不能继续维持，只有倒塔清洗后方能进行；重碱结晶过程的过饱和度过高生成了的晶簇状结晶，由多个小结晶粘在一起，结晶团块又很容易破碎形成小结晶，給过滤、煅烧等后工序的操作带来困难。针对上述不足，中国开发出适应变换气制碱要求的外冷式碳酸化塔。该塔的工作原理是利用各段的中央循环管进行本段母液的循环，中央循环管的外面有三层倾斜安装的环形气泡再分离器，边缘上下圆周有齿，气体由底部进入，也有部分从中部进入，先经过各段间的分离器，当达到分气环时，大气泡分散为小气泡，沿中央循环管外部的环形间隙上升，分散的气泡进入母液

中，使母液的比重降低，依靠中央循环管的内外介质的密度差，推动母液下行，再由管底部流入环形截面内再遇到鼓泡作用强行上升，形成了强烈的轴向循环，从而使重碱的过饱和度下降，晶体得以成长，晶核的数目得到抑制，使晶体得到长大，据资料报道，其重碱的平均粒度可达110μm，而索尔维塔所得的重碱的平均粒度仅为85μm。由此可见一斑。此外由于外冷式碳化塔结构的改进，塔内没有如索尔维塔的冷却小管的狭小间隙，因此不容易产生严重结疤现象，据生产厂经验，某外冷式碳化塔连续作业90天清洗时，塔内的重碱平均疤垢只有3～4㎜，其最厚的疤垢也只有6～7㎜，也就是说，使用了外冷式碳化塔后，使碳化塔的连续运行的时间得以延长，生产强度得到提高。0 D1 @ y e4 Z+ {2 N w
（2）设立了常压碳化系统：; Z+ Y& z p @$ R$ D
考虑到需销售一定量的商品氨，合成氨系统为了维持氨碳平衡除了利用变换气制碱来脱除变换气中的CO2外，还设立了脱碳工序。为了回收脱碳工序所产生的CO2，所以在重碱工段需设置常压碳化工序。 L _# g& [2 {1 t4 N
变换气制碱的一个特点是碳酸化塔作为合成氨装置的脱碳设备，从碳酸化塔顶排出的尾气经净化处理后是合成氨装置的原料气，对尾气中的CO2、O2、NH3均有严格的要求，而重碱煅烧过程所产生的高浓度的CO2气体如压缩后直接送回变换气碳化塔，由于炉气内所含的O2量是会波动的，特别是在煅烧炉炉头因结疤而清洗时，大量空气的进入而造成炉气中O2的含量过高，由此造成碳化尾气O2含量过高，根本不能满足合成氨对脱碳净化气的质量要求。因此，当前的变换气制碱工艺中，煅烧炉气是不能与变换气一道进入碳化塔的。但炉气如不能利用，不仅浪费了宝贵的碳资源，降低了碱的生产能力，而且会造成环境污染。为了回收这部分含高浓度CO2的炉气，也需设置常压碳化工序。' d( w# q9 N- {6 [3 `1 a
根据上述两个理由，在本重碱工段设置了常压碳化工序。; Y& x, d# U# Y o9 @, Y, y0 S. a) r
8 y0 B [6 O# y+ h4 y F
2工艺流程和消耗定额$ I+ j6 ], S y
2.1工艺流程说明（附工艺流程图）
5 v& [6 ~. k; y- E q# U1）重碱工段工艺流程简述：：+ t, C- S n, F! u
由氯化铵工段来的母液Ⅱ进入蒸吸工序，母液Ⅱ被加热到31℃后进入母液Ⅱ吸氨器，吸收来自合成氨车间、氯化铵工段冷冻工序、以及本工段淡液蒸馏塔来的气氨，使母液Ⅱ的NH3的滴度升至77滴度左右，即成为氨母液Ⅱ（简称氨Ⅱ）自流入氨Ⅱ澄清槽，经澄清后，氨Ⅱ清液流入氨Ⅱ贮槽。并用氨Ⅱ泵送至碳化工序。而澄清槽底的沉淀物（即母液中的钙、镁）排掉，（此沉淀物即为氨Ⅱ泥）。
+

D K$ p4 @- q8 H3 D' f本工段的碳化工序由两部分组成：变换气碳化(制碱)及炉气碳化（制碱）& _6 w8 i) w$ e g- i s
变换气碳化(制碱)的工艺流程说明：由合成氨压缩工段送来的脱硫后的变换气，其含CO2为29.48%, H2S50mg，压力为1.6Mpa经油分和冷却的变换气，进入碳酸化系统，从碳酸化塔（制碱塔）底部进，顶部出。压力约1.3mpa 进入清洗塔的底部。由清洗塔顶部排出的尾气含CO2在0.5～1.0％（本碳化系统共有六个外冷式碳酸化塔，由于外冷式碳酸化塔的连续运行时间能达90天，因此本系统不设置固定的清洗塔，6个塔并联运行，根据作业要求，以某塔为清洗塔。），此尾气进入尾气洗涤塔，以确保本系统送出的气体能满足合成氨系统对脱碳气中微量氨和CO2的要求（含CO2 为0.5％，NH3＜0.2g Nm3），出碳化系统的尾气的压力约为1.1Mpa，回至合成氨的压缩工段。联碱生产过程中的氨母液Ⅱ，经氨母液Ⅱ泵加压后，送入氨母液Ⅱ净化塔，由其底部取出，再进入碳酸化（清洗）塔，自上而下流经塔内，溶解碱疤，并吸收从塔底而上的变换气中的CO2（称清洗或预碳酸化过程），然后从碳酸化（清洗）塔底部取出称碳氨母液Ⅱ，用碳氨母液Ⅱ泵将其送至各碳酸化（制碱）塔的顶部，自上而下地吸收从塔底通入的变换气中的CO2，使塔内母液逐步形成过饱和并析出NaHCO3,且在塔下部与冷却水进行间壁换热降温，从而吸收更多的的CO2并逐步使NaHCO3结晶长大，制成的悬浮液，再从塔底取出，至碱液槽，流至滤碱工序经真空过滤机过滤即得重碱和母液Ⅰ。重碱去煅烧工序。母液Ⅰ去氯化铵工段。洗水经洗水加压泵加压后，送入尾气洗涤塔上部，除去碳化后变换气中残余的氨。淡氨水经淡氨水贮槽和淡氨水循环泵加压后送入尾气洗涤塔的下部，逆流洗涤尾气中的CO2和氨，以保证合成氨装置对其原料气中所含CO2和氨的要求。
` H7 Y- N% g, A I9 I% n5 a R炉气碳化（制碱）的工艺流程简述：由重碱煅烧工段来的经洗涤和冷却的炉气（含CO2约为93％）,送入苏尔维铸铁碳酸化塔，而由清洗塔来的氨母液Ⅱ经泵送入制碱塔的上部。由上而下与炉气进行逆流接触吸收生成重碱结晶，由塔底部取出，经出碱槽分别流入滤过工序的各个滤碱机，过滤后即得本工段的产品——重碱。重碱由胶带输送机送給重碱煅烧工段。而过滤的母液则称母液Ⅰ，自流入母液Ⅰ桶，由母液Ⅰ泵打入母液Ⅰ吸氨器，在吸氨器内与合成车间和氯化铵工段冷冻工序送来的氨气混合吸收成氨母液Ⅰ，(简称氨Ⅰ)去氯化铵工段。制碱塔和清洗塔的尾气混合后经气液分离入综合回收塔的碳化尾气净氨段，在塔内与母液Ⅰ逆流接触，气体

除氨后，根据清洗气配制的要求，部分送去配制清洗气，多余的放空。在制碱过程中，塔内由于大量吸收 CO2而产生的反应热由设在塔下部的冷却水箱内的循环冷却水而移走。3 r1 M0 Z) L7 q- b# I M6
重碱过滤采用真空的方法，其真空是由水环式真空泵产生。& U h' G9 ]4 _
为了保证产品的质量，即要求重碱内含NaCl 0.5 %，所以滤饼需加水洗涤。洗水来自煅烧工段洗涤塔的洗涤水和热碱液。
c X( y$ M; `7 T0 M7 T @ Q2）煅烧工段 s9 I6 k; W; `% X2 u4 ]
本工段由重碱煅烧工序和重质纯碱制造工序组成。. j& D4 q7 F( l' ]+ h
重碱煅烧工序工艺流程简述：. ^, R9 v( T u. D3 [9 I# t
重碱由胶带输送机送至本工序，净重碱溜子进入下碱台以控制下碱量，再经炉头抛料机抛入炉内，重碱在炉内经蒸汽间接加热分解，生成的纯碱产品由炉尾经三根螺旋管运至炉头，其中两根输送的纯碱进入炉内，作为返碱。而另一根输送的纯碱是成品，出螺旋后去纯碱成品仓库的成品包装系统或送至水合机用于制造重质纯碱。6 y& M+ x4 H, `( @
重碱在炉内受热分解，产生的的炉气（含有二氧化碳、水蒸汽、氨及碱尘微粒）借炉气压缩机的抽力，从炉气出气筒引出经炉气分离器将其中大部分碱尘回收。炉气经冷凝和冷却后，去炉气压缩机，压缩后的炉气去重碱工段的炉气碳酸化塔。$ K, P$ S& o& M1 Y
重质纯碱（重灰）工序的工艺流程间述：
0 W D# W8 ^; # Z由重碱煅烧工序来的粉状轻质碱经垂直埋括板机提升入轻质碱碱仓，由碱仓底部振动加入螺旋运输机，再经冲板流量计和水合机的进料螺旋运输机。在水合机内，轻质碱与来自水泵岗位的工艺水混合，经充分搅拌发生水化反应，生成粒状一水碳酸钠结晶。粒状结晶经螺旋运输机，输送皮带至干燥炉。调节吹入水合机的空气量，控制水化反应温度。水合机排出的气体，在气体管道及洗涤塔中，用洗涤水喷淋洗涤降温，然后经引风机排空。
, l M# @# c! 2 V, R) {一水碳酸钠从水合机岗位一水碳酸钠螺旋运输机落下，经抛料机抛射到干燥炉头的料面上，与干料混合向炉尾移动在运输过程中被加热除去水份，生成重质纯碱。成品用螺旋运输机，喂料至埋刮板运输机，再经气力输送送到包装工序。热源为2.45MPA的蒸汽，传递热量以后蒸汽变成冷凝水经节流送往锅炉房。干燥后产生的炉气通过炉气管道和填料洗涤塔，用洗涤水喷淋洗涤降温，再用引风机排放掉。
6 S K3 w0 l; 4 R3）氯化铵工段：
- k+ j. F q) s氯化铵工序工艺流程简述：- E7 A4 T. H6 P; F) P$ O5 k$ R; m
采用外冷器氨冷冻机制冷的方法，先冷析后盐析。直接加固体洗盐，氯化铵采用逆流取出流程。
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由重碱工序来的热氨母液Ⅰ进入热氨母液Ⅰ桶，由热氨Ⅰ泵送至母液换热器（先与清水再与母液Ⅱ换热）。使热氨Ⅰ温度降至25℃，入冷氨Ⅰ桶，由冷氨Ⅰ泵送至密封槽与出外冷器的循环母液一道经中央循环管进入冷析结晶器。母液由冷析轴流泵循环，通过外冷器被管间循环冷冻卤水冷却，保持冷析结晶温度在8～10℃，氯化铵籍冷析效应而不断析出，此时，氯化铵结晶取出液含氯化铵约20％，从结晶器下部取出去冷析稠厚器。 & y- F- s) K4 R4 N
冷析结晶器上部溢流液称半母液Ⅱ与由洗盐仓库洗盐胶带送来的洗盐进入盐析结晶器。母液用搅拌器进行搅拌，温度控制在13～15℃。籍盐析效应使氯化铵析出。含氯化铵为30％左右的盐析结晶液由结晶器下部取出去盐析稠厚器，提高固液比后经盐析晶浆泵送入冷析结晶器，籍半母液Ⅱ溶解盐析晶浆的盐分，所有的成品结晶全部由冷析结晶器下部取出，经冷析稠厚器增稠后入离心机，分离母液后的湿氯化铵经胶带送至成品工序。9 S# O U( c }5 O! q1 B7 B
盐析结晶器上部溢流液母液Ⅱ进入母液Ⅱ桶，经母液Ⅱ泵送至母液换热器与热氨母液Ⅰ换热，提高温度后去重碱工序母液Ⅱ喷射洗氨器，母液Ⅱ沉淀泵送至稠厚器回收。盐析稠厚器溢流液入母液Ⅱ桶。
4 [ J q# F1 d$ ]# ( ]1 F# r冷析稠厚器上部液流液，与由氯铵机分离出来的滤液均流入滤液桶，经滤液泵送至盐析结晶器。
[4 y# h$ u$ $ t e. F外冷器列管内的结疤，由热氨Ⅰ桶来的热氨Ⅰ经清洗氨Ⅰ泵送至外冷器进行循环洗涤。9 v+ e- t w3 C) {, e
4）.环保工段
8 u1 }0 J+ D9 I# B( z氨回收工序.工艺流程简述：8 O% l0 C4 R8 @ k
煅烧淡液进入原料槽后，由原料泵输送进入板式换热器与废淡液换热，再进入解吸塔，从中部喷淋而下，与底部由下而上的热流体蒸汽接触，蒸馏出其中的氨、CO2、水蒸汽进入分凝器，大部分水蒸汽和部分气氨被冷凝下来，进入中间槽，由回流泵输送进入解吸塔上部再次蒸馏。解吸塔底部的废淡液经调节阀流入第一板式换热器与淡液换热，再在第二板式热器与循环水换热降温，供联碱系统循环利用。分凝出口的解吸气含大量的气氨，由系统压力自调阀控制进入重碱母液洗涤吸收塔，母液Ⅰ由自调阀控制加入母液洗涤吸收塔，母液Ⅰ从上部喷淋而下与解吸气接触吸收其中的氨，吸收氨后的母液经U形管回到母液Ⅰ桶，未被母液吸收的气体由吸收塔顶部放空。
( A3 `$ @. [' `尾气综合回收工序工艺流程简述：
# v O3 j, K9 [4 {+ Y ~% f% r常压碳化塔尾气经尾气气液分离器分离掉氨母液Ⅱ后，进入综合回收塔母Ⅰ净氨段，经母Ⅰ吸收其中的部分氨后，再进入综合回收塔

淡液净氨段，分别用化水和淡液吸收剩余的氨后，碳化尾气达标排放；同时，母Ⅰ吸收氨后回入母Ⅰ桶，淡液吸收氨后，进入滤过尾气净氨段。
' k y8 T ^7 a E5 Y滤过尾气经滤过真空尾气分离器分离掉母液Ⅰ后，进入综合回收塔滤过尾气净氨段，分别用化水和碳化尾气淡液净氨段来的淡液吸收其中的氨后，进入真空泵的进口，真空尾气达标排放；同时，吸收氨后的淡液进入综合回收塔的贮桶下段，与冷却水箱换热降温，达到所需的温度后，再经过淡液泵，部分淡液循环使用，部分淡液送纯碱氨回收或滤过机岗位。9 L m) z' o) B# a7 j6 o
氨回收来的残液进入综合回收塔的贮桶上段，与冷却水箱换热降温后，再进入综合回收塔的贮桶下段，继续与综合回收塔贮桶下段的冷却水箱换热降温后，再经过淡液泵，送至综合回收塔淡液净氨段，吸收碳化尾气中的氨。
0 n5 w% U+ C+ J1 p由重碱工段排出的氨母液Ⅱ泥，用泵排至氨母液Ⅱ泥堆场，待累计到一定数量时，用船拉走，以免产生污染。由于氨母液Ⅱ泥中含有氯化铵、氨等有效成分，也可送至复肥车间作复肥，以利用其有效成分。2 I' T; ^. u P' k2 g

$ d7 _4 p! _9 P2 P# G3车间原料、辅助材料、燃料和动力消耗定额每吨纯碱消耗指标如下：
( i V# # _ `序号 原材料或公用工程名称 单位 消耗定额 每 年
7 f4 w o& Q6 `. h) X# a1 洗盐(≥98%) t 1.170 351000
1 Z6 u+ F8 u z( b! c, l8 h2 氨(以99.5%NH3计) t 0.345 103500! C, K0 N$ a( i- J9 i( ~3 A
3 工艺水 m3 2.200 660000) p2 R' k1 w0 J% V
4 蒸汽(2.45MPa) t 1.500 450000
5 s# c C4 % [; b5 蒸汽(0.49MPa) t 0.400 120000
' r& {4 n {7 V5 H( {6 电 kwh 280 84×106
- U! R6 Z7 k- Z # A5 D- n Y( T 7 软水 t 0.15 45000
& f7 d! P1 # 1 S7 {2 s, y 副产品
1 H0 g I+ H1 C; x9 t( f1 氯化铵 t 1.1 330000