聯合制堿重堿過濾和離心分離(二)
——重堿晶漿稠厚

王 全

(大連化工研究設計院，遼寧大連 116023)

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專論與綜述

聯合制堿重堿過濾和離心分離(二)
——重堿晶漿稠厚

王 全

(大連化工研究設計院，遼寧大連 116023)

聯合制堿法比氨堿法制得的重堿結晶粒度大約20 μm，聯合制堿法晶漿固液比25%左右，碳化取出液當量約為氨堿法的1.67倍；對聯合制堿法碳化取出液設置增稠裝置可以明顯增加真空過濾機的生產能力。講述重堿晶漿稠厚的概念及影響因素；主要說明稠厚器的形式和特點，工藝尺寸設計方法，并舉設計例。

聯合制堿法；重堿晶漿；稠厚器；特點；設計

2 重堿晶漿稠厚

2.1 重堿晶漿稠厚概念

傳統的純堿生產，如氨堿法生產，可能是由于出堿液的沉淀量已經比較高，也或許因為碳化塔的高度(20～25 m)不允許在真空過濾機上部布置稠厚器，碳化塔取出的重堿晶漿只經過出堿槽(幾個塔出堿液的匯合槽)便進入回轉式真空過濾機，重堿晶漿不經過稠厚處理。聯合制堿法純堿生產完全沿襲了氨堿法生產的重堿真空過濾工藝，因此，在很長的一段時期內也沒有重堿晶漿稠厚概念。

2.1.1 聯合制堿法的重堿晶漿稠厚

1)晶漿稠厚的主要目的是提高過濾機的生產能力

聯合制堿法和氨堿法重堿真空過濾的有關條件和結果比較列于表3。

表3 聯堿法和氨堿法真空過濾比較

在相同真空過濾機以及操作工況前提下，盡管聯合制堿法生產碳化塔制得的重堿結晶粒度比氨堿法碳化塔制得的大約20 μm，但氨堿法重堿過濾后濕重堿的水分、純堿的鹽分要比聯合制堿法低，而且氨堿法生產真空過濾機的生產能力顯著比聯合制堿法大。出現如此大反差的原因有聯合制堿法生產真空過濾機上的濾餅薄，母液當量大，重堿懸浮液中鈣鎂雜質多，取出液的總氯濃度高等等。

影響真空過濾機上重堿濾餅厚度的因素較多，其中主要是重堿懸浮液的晶漿濃度，俗稱碳化取出液的固液比(或稱沉淀量)，固液比高則濾餅厚度厚，其次如選用阻力小的過濾介質(如金屬絲網)，保持較高的堿槽液面，適當提高真空度以及改善重堿結晶質量等都可以增加濾餅厚度。

現行聯合制堿法生產碳酸化過程析出40～45 tt的碳酸氫鈉，碳化塔取出液的晶漿固液比約25%(視V%)，而氨堿法生產碳酸化過程析出72～75 tt的碳酸氫鈉，碳化塔出堿液的晶漿固液比達到45%左右，所以，聯合制堿法生產真空過濾機上的重堿濾餅明顯比氨堿法生產薄是必然的，因此，在相同的轉鼓轉速下，聯合制堿法生產真空過濾機的能力要比氨堿法生產小得多。

由于聯合制堿法生產單位體積母液中析出的碳酸氫鈉量比氨堿法少，約為氨堿法析出量的0.6倍左右，所以聯合制堿法生產的碳化取出液(液相)的當量約為氨堿法生產的碳化塔取出液(液相)當量的1.67倍，所以，在聯合制堿法純堿生產的初期，因真空過濾機的母液通道，包括轉鼓篦子板的開孔率、錯氣盤以及真空部分接管的尺寸等顯著偏小或不適應，曾在很長一段時間內影響了聯合制堿法生產真空過濾機能力的發揮，至今仍處于1萬t/m2·a的較低水平，因此，對聯合制堿法碳化取出液設置增稠裝置可以明顯增加真空過濾機的生產能力。

2)濾餅厚度對濕重堿水分和鹽分的影響

真空濾堿機的洗水區域和吸干區域的轉鼓上濾餅中洗水置換母液以及濾液被抽吸的過程見圖6。如前所述，由于重堿結晶粒度細小，并且晶形不規則，表面狀況差，洗水置換濾餅中母液的過程是很不完全的，尤其在濾餅里層，靠近濾網，濾餅被壓實的情況下，只能依靠分子擴散降低濾餅含鹽，所以，濾餅層外層的重堿含鹽低，里層的含鹽高，而靠近濾網的濾餅含鹽最高，而且，濾餅中每顆重堿結晶表面液膜中的總氯濃度同樣存在一個梯度，即結晶表面處的TCl濃度最高，而液膜表面處的TCl趨近于零，圖6。因此，用離心機進行二次分離時，如果只對真空過濾機刮下的濾餅作簡單的分離，那么只能甩去TCl濃度最低的外層液膜，難以得到低鹽分的純堿產品。

圖6 液膜中TCl變化示意圖

同時，真空過濾機上濾餅被抽吸的過程，從濾餅表面進入里層，到過濾介質濾網，濾餅層中含濕量隨著阻力的增加而增大，同樣是外層濾餅的水分最低，里層，靠近濾網濾餅的水分最高。生產中檢測的重堿鹽分和水分，是過濾機刮下的濾餅，包括外、中和里層濾餅含鹽和水分的平均值，所以，濾餅薄者由于含鹽和水分高的里層濾餅的占比大，鹽分和水分就高，而濾餅厚者則因為含鹽和水分低的外層和中層濾餅占比大而重堿的鹽分和水分就低。因此，從提高純堿產品質量和降低生產能耗出發，同樣需要對聯合制堿法生產的碳化取出液進行稠厚，增加過濾機上濾餅的厚度。

2.1.2 離心機分離的重堿晶漿稠厚

幾乎所有固液分離過程都要求進料有比較高的物料濃度，以使分離過程能達到預期的水平。離心機分離重堿晶漿亦不例外，同樣需要將碳化塔取出液晶漿在一重堿稠厚器中增稠，使稠厚晶漿的固液比達到50%～60%(視V%)，然后進連續推料離心機進行分離操作。

另外，盡管不冷式碳化塔聯合制堿可以制得比較粗大的重堿結晶，但只是相對于常規聯合制堿法和氨堿法生產用索爾維碳化塔制得的更細小重堿結晶而言，重堿結晶中小于100 μm的細小結晶仍有20%～30%之多，為了減少濾液含固量，離心機Ⅰ級篩網的網隙只能做到0.1 mm左右，相應的Ⅰ級網開孔率僅5%～8%，過濾速度受到較大的限制；況且，不冷碳化聯合制堿的碳酸化過程只析出20 tt的碳酸氫鈉，碳化取出液中重堿結晶的固液比僅10%～12%(視V%)，為了避免大量母液經過離心機篩網，保證離心機正常運行，進而發揮分離能力，必須設置一重堿晶漿稠厚器，增稠進入離心機的重堿晶漿。

2.2 重堿晶漿稠厚器

2.2.1 重堿稠厚器的形式和特點

聯合制堿工廠比較熟悉氯化銨晶漿稠厚器，與其比較，由于單位能力的重堿量(G)為氯化銨的1.8～2倍，重堿結晶的粒度又比氯化銨結晶小得多，所以重堿稠厚器的直徑和容積要大得多。

重堿結晶篩分中約有1%～5%(G)<40 μm的細小結晶，在重堿工序沒有送回結晶裝置再長大的可能，故重堿晶漿稠厚器上部需要設計澄清段，盡量減少溢流帶晶量，減輕母液Ⅰ桶沉淀的處理負荷。這樣，重堿晶漿稠厚器便由上部澄清段、中部稠厚段和下部攪拌裝置組成。為了調節稠厚器下料固液比，稠厚器下料口設置有母液噴嘴。

另外，重堿結晶的粒度分布中小顆粒也比較多的特點，重堿稠厚器的進料量不希望長時間的超負荷和頻繁的波動，故有條件時實現1臺碳化塔對1臺稠厚器比較好，或者1臺碳化塔對2臺稠厚器和2臺離心機；由于索爾維碳化塔的開塔階段和作業末期常出現重堿結晶質量較大的波動，建議按2臺碳化塔對1臺稠厚器進行設計，這樣會平穩些。

2.2.2 主要工藝尺寸設計方法

2.2.2.1 稠厚段直徑D2和高度H2

稠厚段尺寸原則上按照通常的方法計算。

稠厚段工作原理：碳化塔取出液晶漿進入重堿稠厚器后為兩股物料流，一股為上升到上部澄清段的溢流清液，稱頂流；另一股是下降到底部較稠厚的晶漿流，亦稱底流。由于晶漿增稠，空隙率減小，晶漿沉降速度降低；欲使晶粒下沉，晶漿的上升速度必須低于晶粒的沉降速度才能實現。稠厚段的晶粒沉降屬于干擾沉降。

1)粗粒晶漿的沉降速度uc

在液固流態化過程中晶粒的沉降是液體上升產生對晶粒的“曳力”與重力的平衡力所造成的，保持液體上升速度與沉降速度相等，晶粒就懸浮在液體中只能滾動而不能上升和下降。當晶漿濃度較高，且晶粒直徑>100 μm時，晶粒的沉降速度受到阻滯而降低。

根據重堿結晶的粒度和稠厚器要求達到的工況，可以使用Richardson和Zaki的關系式計算在晶漿中晶粒的沉降速度uc。

uc=ui·en

(3)

式中：uc——晶漿中晶粒的沉降速度，cm/s；ui——晶漿濃度為零，空隙率為l的沉降速度，稱終端速度，cm/s；e——空隙率；n——空隙率指數，是Re′的函數。

①終端速度ui

終端速度ui等于清液上升速度u，即：

(4)

式中：u——清液上升速度，cm/s；Re′——以清液的粘度、密度、流速以及晶粒直徑為基準的雷諾數；η——清液粘度，g/cm·s；dp——晶粒直徑，cm；ρ——清液密度，g/cm3。

由于清液上升速度亦未知，故以下列不含溶液流速的數群計算Re′：

(5)

式中：R′——曳力系數；ρs——晶粒密度，g/cm3；g——重力加速度，981 cm/s2。

其中清液粘度η、密度ρ可根據碳化取出液的常規組成和溫度，并按照大連化工研究設計院的關系式計算；晶粒直徑dp，可以重堿結晶篩分測定的平均粒徑dm代替；晶粒密度ρs是重堿結晶中NaHCO3、NH4HCO3和Na2CO3三固相的混合密度，ρs=2 200 kg/m3，或2.2 g/cm3。

②空隙率e

按照純堿生產操作習慣，晶漿空隙率e以下式計算：

e=1-εm′

(6)

式中：m′——視體積固液比，或沉淀量，%； ε——真體積固液比m與視體積固液比的換算系數，索爾維碳化塔重堿結晶ε=0.31，環流式碳化塔重堿結晶ε=0.35。

可以按照下一工序分離設備(離心機或過濾機)要求的操作晶漿濃度m′設計稠厚段的空隙率e。

③空隙率指數n

1

n=4.4Re′-0.1n=4.4Re′-0.03

(7)

2)稠厚段直徑D2

令：U——稠厚器(段)底流流量，m3/h； V——稠厚器(段)頂流流量，m3/h； W——碳化取出液清液流量，m3/h； B——重堿結晶流量，kg/h； m——稠厚晶漿真體積固液比，%，m=εm′； A——稠厚段截面積，m2； D2——稠厚段直徑，m。

按照上述符號的物理意義，在連續正常作業時，

(8)

(9)

于是,

(10)

由于分離設備，尤其是離心機需要經常性的刷車，稠厚器臨時不下料，此時U=0。

(11)

(12)

3)稠厚段高度H2

在稠厚段上部已設置澄清段，稠厚段高度設計就不必考慮晶漿懸浮，或者說晶漿流在懸浮層上部的“騰涌”現象對溢流清液干擾所需的高度，而按晶漿在稠厚段必要的停留時間所需的晶漿容積來確定。

(13)

(14)

式中：Q——稠厚段晶漿容積，m3； T——晶漿停留時間，h； H2——稠厚段高度，m。

2.2.2.2 澄清段直徑D1和高度H1

1)“臨界”晶粒直徑d0的選取

為了避免澄清段直徑設計得過大，根據重堿結晶粒度篩分細小顆粒的實際情況，允許占結晶全部重量2%以下的最小粒子被稠厚器溢流液帶出，相當于溢流液固液比(或沉淀量)0.3%～0.5%。不被溢流液帶出的最小晶粒直徑，我們姑且稱為“臨界”沉降直徑d0。按照不同的重堿結晶質量，可以選擇d0=40～50μm。

2)晶粒自由沉降速度u0

澄清段內的結晶粒子很少，其流形屬層流范圍：10-4

(15)

式中：u0——小晶粒的自由沉降速度，m/s； d0——晶粒直徑，m； ρs——重堿結晶密度，kg/m3； ρ——碳化取出液密度，kg/m3； g——重力加速度，9.81m/s2； η——碳化取出液粘度，kg/m·s。

3)澄清段直徑D1

按U=0設計

(16)

式中：D1——澄清段直徑，m。

4)澄清段高度H1

澄清段高度設計是要解決隨頂流液體上升的較大晶粒因慣性而對溢流清液的干擾，由于重堿晶漿稠厚器的澄清段直徑D1要比稠厚段直徑D2大得多，聯接段的高度H1-2也比較可觀，而且，在聯接段中隨著頂流液體的上升速度逐漸降低，晶粒上升的慣性得以收斂，所以澄清段上部的直筒部分高度H1-1已不必考慮上述影響，只要能安排溢流箱的設置和液面以上的正?？臻g即可。H1=H1-1+H1-2。聯接段大小頭的水平夾角大于45°為宜。

2.2.2.3 錐底

錐底設置框式攪拌裝置和下料管，水平夾角30°～40°。攪拌轉速約為2r/min，攪拌框頂端的線速度<1m/s。

2.2.2.4 導流筒

在稠厚器上部設計一與攪拌軸同心的導流筒，以避免進料晶漿干擾澄清段操作。導流筒要設計得足夠大，使晶漿在其中緩慢穩定下降，減輕對稠厚段的沖擊。導流筒的插入深度在聯接段的下部，稠厚段的上方，以其下端筒外的環形截面積不小于稠厚段的截面積為宜，以免該處由于上升速度突然增高而產生渦流，影響過渡段的穩定。

2.2.3 重堿稠厚器設計例

2.2.3.1 設計任務

①設計能力70kt/a，與φ4000環流式碳化塔和φ1000雙級連續推料離心機配套。

②稠厚晶漿視體積固液比60%。

2.2.3.2 計算條件

①重堿結晶

宜取低限水平。

篩分：

網目+40+60+80+100+150+190+240+360-360孔徑，mm0．4500．2800．1800．1540．1000．0800．0630．040G，%1．83．413．46．442．415．611．05．20．8

dp(dm)：141μm；

d0：選50μm；

B：NaHCO3、NH4HCO3和Na2CO3三固相當量1 611kg/t，

②碳化取出液

常規組成(tt)：

FNH3CNH3TClCO232．8982．92113．9220．55

t:40 ℃；

ρ：1 134kg/m3；

(d=1.0599-0.47×10-3×32.89-1.234×10-3×82.92+16.837×10-4×113.92+10.816×10-4×20.55-0.561×10-3×40=1.1337)

η：按下式計算

η=1.1066cP，或1.1066×10-2g/cm·s、1.1066×10-3kg/m·s；

W：碳化取出液當量19.50m3/t，

2.2.3.3 稠厚器主要工藝尺寸計算

圖7 重堿稠厚器示意圖

1)稠厚段直徑D2

①uc

=18.098

=0.8487cm/s

e=1-ε·m′=1-0.35×0.60=0.79

n=4.4·Re′-0.1=4.4×1.2263-0.1=4.311

uc=ui·en=0.8487×0.794.311=0.307cm/s，或11.06m/h。

②D2

=4.87 m

取整D2=4 900 mm。

2)稠厚段高度H2

根據重堿稠厚器實際操作，取停留時間T為30 min，0.5 h,則H2為：

=0.94m

取整H2=1 000mm。

3)澄清段直徑D1

①u0

=1.313×10-3m/s，或4.73m/h。

復核流型：

=6.73×10-2

在10-4

②澄清段直徑D1

=7.44m

取整D1=7 400mm。

其余尺寸計算略。

表與lgRe′的關系(球形)

(未完待續)

TQ114.162

C

1005-8370(2016)03-03-06

2014-12-31