酸浸渣提硅及碱回收初步设计.doc

酸浸渣提硅制备白炭黑和苛化法碱回收初步设计
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 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
1
83.35
3.19
1.39
12.07
2
81.76
6.5
1.73
10.01
3
85.25
7.0
1.84
4.01
平均
83.45
5.56
1.65
9.34

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

固体烧碱
苛化稀碱液
清水
过滤
洗涤
三洗
二洗
滤液
滤渣
过滤
提模反应
酸浸渣
滤液
碱溶反应

碱溶渣

送堆场

一洗

去碳化

水玻璃制备物料衡算方框图

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；
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）
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：
3163-3163×0.8345×0.6=1579（kg/h）
表1-2碱溶渣化学成份
SiO2（%）
Al2O3（%）
Fe2O3（%）
其它
66.87
11.14
3.01
18.98
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）
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。
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
10693
63.67
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
1356
6.60
水玻璃中带出水量
16117
78.39
补加碱量
78
0.38
碱渣（干基）
1579
7.68
苛化液带入碱量
525
2.55
水玻璃总量（干基）
2051
9.98
苛化液带入水量
10693
52.01
其它
136
0.66
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

酸渣3163kg/h，占15.38%
碱
溶
反
应
水16794 kg/h，占81.68%

水16794kg/h，占81.68%
水玻璃2051kg/h，占9.98%

碱渣1579kg/h，占7.68%

烧碱603kg/h，占2.93%

其它136kg/h，占0.66%

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/h
16117kg/h
2051kg/h
1.12kg/cm3
22.79%
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
水玻璃

尾气排放

净化尾气
蒸 汽
碳化塔碳化

滤 液
离心分离

清 水

白炭黑
洗 涤

三洗
二洗
一洗

去苛化

碳化工段工艺过程方框图

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。
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
物性
温度
湿含量1kg干空气中
尾气体积百分比/%
尾气质量百分比/%
CO2
N2
O2
CO2
N2
O2
进气
20℃
0.1461kg
19
79
2
26.86
71.08
2.06
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：
ρ= 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
434
60.00
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：
ρ= 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
物性
温度
湿含量1kg
干空气中
干基
密度
干尾气体积百分比/%
干尾气质量百分比/%
CO2
N2
O2
CO2
N2
O2
进气
20℃
0.1461kg
1.35
19
79
2
26.86
71.08
2.06
出气
80℃
0.544kg
1.04
12.35
85.54
2.11
18.07
79.64
2.29
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=CpMΔT，其中Cp为水玻璃的比热，M为水玻璃质量，ΔT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。
（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= CpMΔT=(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= CpMΔT=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= (ΔH2-ΔH1)×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= CpMΔT＋ΔH2×M=4.17×974×60＋974×2615.6=49.1×104＋513.7×104=279.1×104 kJ/h。
（5） 反应耗热
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：ΔH=-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（%）
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
1767
9.67

合计
18277
100
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
1583
100
水合二氧化硅
1377
87.00

残留
206
13.00
合计
1583
100
合计
1583
100
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：
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
468
100
水合二氧化硅
407
87.00

残留
61
13.00
合计
468
100
合计
468
100
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；
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）
2051
8.91
出塔尾气
2403
10.44
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
23014
100.03
合计
23014
100.00
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
出塔尾气3710kg/h，16.12%
水玻璃18168kg/h，78.94%
碳
化
塔

水合氧化硅1377kg/h，5.98%
入塔尾气3085kg/h，13.40%

反应液17927kg/h，77.90%
加热蒸汽1767kg/h，7.68%

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
1377
6.24
水合二氧化硅
1377
6.24
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
22058
100.00
合计
22058
100.00
2.3.3碳化液分离总物料平衡方框图

碳
化
分
离

水合氧化硅，1377kg/h,6.24%
碳化液，19304kg/h,87.51%

滤液，20681kg/h,93.76%
洗涤水，2754kg/h,12.49%

2.4 白炭黑干燥脱水
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ΔT=100℃，Cp=1.32 kJ／kg·℃。
q1= CpMΔT=1.32×1377×100=18×104 kJ／h；
2） 白炭黑中自由水耗热
q2= CpMΔT＋MΔH=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= CpMΔT=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)。
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
CO
H2
CH4
C2H6
CO2
H2S
N2
V/V%
0.13
0.07
96.67
0.89
6.7
1.64
1.3
W/W%
0.19
0.01
78.75
1.36
15.01
2.84
1.85
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
ρ= 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/ CpΔT=43474 ×M0÷（1.005×280）=154×M0（kg）
根据热平衡，则有：
43474 ×M0=59×104＋103M，
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
1377
21.15
白炭黑
1377
21.15
白炭黑中水
153
3.02
尾气
3695
78.85
天然气
23
0.45

补充废气
3519
69.38

合计
5072
100.00
合计
5072
100.00

2.4.2干燥工序总物料平衡方框图

干燥脱水
白炭黑，1377kg/h,21.15%

白炭黑，1377kg/h,21.15%

白炭黑中水，153kg/h3.02%

天然气，23kg/h,0.45%

尾气，3695kg/h,78.85%

补气量，3519kg/h,69.38%

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。

3.1苛化工段工艺流程方框图
碳化液

石灰粉
苛化反应

碱液
板框压滤

白炭黑洗涤水
碳酸钙渣
置换洗涤

苛化工段流程方框图

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）
热量输出：
1） 反应液升温耗热
q1= CpMΔT=4.18×20681×(80-50)=259×104（KJ/h）
2) 石灰升温耗热
q2= CpMΔT=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
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
20681
94.08
碳酸钙渣
757
3.44
石灰
431
1.96
烧碱
472
2.15
蒸汽
870
3.96
蒸发水
438
1.99

其它液体
20315
92.42
合计
21982
100.00
合计
21982
100.00
表1-18所得苛化液组成
苛化液总量(kg/h)
液体量(kg/h)
烧碱
固体量
(kg/h)
含量(kg/h)
百分比/%
21982(kg/h)
20787
472
2.27
757
3.4.4 苛化工序总物料平衡方框图
苛化渣,757kg/h,3.44%
碳化液苛化回收碱

碳化液,20681kg/h,94.08%
石灰,431kg/h,1.96%
蒸汽,870kg/h,3.96%
苛化工序总物料平衡方框图
碱液,20787kg/h,94.57%
蒸发水,4381kg/h,1.99%

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
20878
65.71
浓缩苛化液
11165
3