要制得碳酸氢钠就要有大量钠离子和碳酸氢根离子，所以就在饱和食盐水中通入氨气，形成饱和氨盐水，再向其中通入二氧化碳，在溶液中就有了大量的钠离子、铵根离子、氯离子和碳酸氢根离子，这其中NaHCO3溶解度最小，所以析出，其余产品处理后可作肥料或循环使用。
4.氨合成过程
4.1、基本工艺步骤
实现氨合成的循环，必须包括如下几个步骤：
氮氢原料气的压缩并补入循环系统；循环气的预热与氨的合成；氨的分离；热能的回收利用；对未反应气体补充压力并循环使用，排放部分循环气以维持循环气中惰性气体的平衡等。
（1>气体的压缩和除油（2>气体的预热和合成
（3>氨的分离（4>气体的循环
（5>惰性气体的排除（6>反应热的回收利用
4.2氨合产工艺的选择
考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则：
一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收降低能耗。
氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。
氨合成压力高对合成反应有利,但能耗高。
中压法技术比较成熟，经济性比较好，在15～30Pa的范围内，功耗的差别是不大的。
合成反应热回收是必需的,是节能的主要方式之一。
本次设计选用中压法<压力为32MPa）合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。
4.3生产流程简述
气体从冷交换器出口分二路、一路作为近路、一路进入合成塔一次入口，气体沿内件与外筒环隙向下冷却塔壁后从一次出口出塔，出塔后与合成塔近路的冷气体混合，进入气气换热器冷气入口，通过管间并与壳内热气体换热。
升温后从冷气出口出来分五路进入合成塔、其中三路作为冷激线分别调节合成塔。
二、三、四层（触媒>温度，一路作为塔底副线调节一层温度，另一路为二入主线气体，通过下部换热器管间与反应后的热气体换热、预热后沿中心管进入触媒层顶端，经过四层触媒的反应后进入下部换热器管内，从二次出口出塔、出塔后进入废热锅炉进口，在废热锅炉中副产25MPa蒸气送去管网，从废热锅炉出来后分成二股，一股进入气气换热器管内与管间的冷气体换热，另一股气体进入锅炉给水预热器在管内与管间的脱盐，脱氧水换热，换热后与气气换热器出口气体会合，一起进入水冷器。
在水冷器内管被管外的循环水冷却后出水冷器，进入氨分离器，部分液氨被分离出来，气体出氨分离器，经加压后进入循环气滤油器出来后进入冷交换器热气进口。
在冷交换器管内被管间的冷气体换热，冷却后出冷交换器与压缩送来经过新鲜气滤油器的新鲜气氢气、氮气会合进入氨冷器，被液氨蒸发冷凝到-5～-10℃，被冷凝的气体再次进入冷交，在冷交下部气液分离，液氨送往氨库气体与热气体换热后再次出塔，进入合成塔再次循环。
工艺流程图
5、石灰乳制备的原理及工艺条件
1.石灰乳制备的原理
1.1.消化反应
CaO（s>+H2O=Ca（OH>2（s>放热，体积膨胀的反应。
1.2.四种产品<根据加入水的量）
消石灰，细粉末；石灰膏，稠厚；石灰乳，悬浮液，氨回收需要；石灰水，溶液。
任务二饱和盐水的制备与精制
一、饱和盐水的制备
氨碱法用的饱和盐水可以来自海盐、池盐、岩盐、井盐水和盐湖水等。
NaCl在水中的溶解度的变化不大，在室温下为315kg/m3。
工业上的饱和盐水因含有钙镁等杂质而只含NaCl300kg/m3左右。
制饱和盐水的化盐桶桶底有带嘴的水管，水自下而上溶解食盐成饱和盐水，从桶上部溢流而出。
化盐用的水来自碱厂各处的含氨、二氧化碳或食盐的洗涤水。
精制盐水的方法：
石灰-碳酸铵法和石灰-纯碱法。
1.石灰-碳酸铵法用石灰除去盐中的镁（Mg2+>，反应：
Mg2++Ca（OH>2（s>→Mg（OH>2（s>+Ca2+
将分离出沉淀的溶液送入除钙塔中，用碳化塔顶部尾气中的NH3和CO2再除去Ca2+，其化学反应为：
2NH3+CO2+H2O+Ca2+→CaCO3（s>+2NH4+
2.石灰-纯碱法除镁的方法与石灰-碳酸铵法相同，除钙则采用纯碱法，反应：
Na2CO3+Ca2+→CaCO3（s>+2Na+
三、
<一）石灰-氨-二氧化碳法优点：
成本低廉，适用于海盐。
缺点：
氨损失大，流程较复杂
盐水精制工艺流程的组织及操作控制要点图石灰-碳酸铵法盐水精制流程
1-化盐桶；2-反应罐；3-一次澄清桶；4-除钙塔；5-二次澄清桶；6-洗泥桶；
7-一次盐泥罐；8-二次盐泥罐
图石灰-纯碱法盐水精制流程1-化盐桶；2-反应罐；3-澄清桶；4-精盐水贮槽；5--洗泥桶；6-废泥罐；7-澄清泥罐；8-灰乳贮槽；9-纯碱贮槽
6.氨盐水的制备与碳酸化
6.1、精盐水吸氨的基本原理与工艺条件的优化
<一）化学反应
1.氨水生成反应NH3（g>+H2O（L>=NH4OH（aq>
2.（NH4>2CO3生成NH3（g>+CO2+H2O（L>=（NH4>2CO3aq>
3.钙镁离子的沉淀反应
<二）化学平衡NH3+H2O=NH4OH＝NH4++OH－K1=0.5，K2=1.8×10－5,
氨在水中主要以NH4OH形式存在。
<三）原盐和氨溶解度的相互影响
1.溶解度相互制约NH3↑，NaCl↓。
NaCl↑，NH3↓.由于（NH4>2CO3生成，氨的溶解度有所增加。
氨盐水氨的分压较纯氨水低
2.控制吸氨量防止NaCl溶解度过低、理论滴度比为1、实际滴度比1.08-1.12。
<四）吸氨热效应热效应：
溶解热+反应热+冷凝热；冷却除热，过热将失去吸氨作用；过冷，易结晶堵塞管道，且杂质分离困难；温度控制在70℃左右，精盐水30－45℃。
<五）氨盐水制备的工艺条件优化
1.NH3/NaCl比的选择
根据碳酸化反应过程的要求，理论上NH3/NaCl之比应为1:
1（mol比>。
而生产实践中NH3/NaCl的比为1.08～1.12。
2.温度的选择
盐水进吸氨塔之前用冷却水冷至25～30℃，氨气也先经冷却后再进吸氨塔。
低温有利盐水吸NH3，也有利于降低氨气夹带的水蒸气含量，降低对盐水的稀释程度。
但温度也不宜太低，否则会生成（NH4>2CO3·2H2O，NH4HCO3等结晶堵塞管道和设备。
实际生产中进吸收塔的气温一般控制在55～60℃
3.吸收塔内压力
为了防止和减少吸氨系统的泄漏，吸氨操作是在微负压条件下进行，其压力大小以不妨碍盐水下流为限。
<三）氨盐水碳化的工艺条件
1.碳化度生产中用碳化度R表示氨盐水吸收CO2的程度在适当的氨盐水组成条件下，R值越大，则NH3转变成NH4HCO3越完全，NaCl的利用率U（Na>越高。
生产上尽量提高R值以达到提高U（Na>的目的，但受多种因素和条件的限制，实际生产中的碳化度一般只能达到180%～190%。
<四）影响NaHCO3结晶的因素
NaHCO3在碳化塔中生成并结晶成重碱。
结晶的颗粒愈大，则有利于过滤、洗涤，所得产品含水量低，收率高，煅烧成品纯碱的质量高。
因此，碳酸氢钠结晶在纯碱生产过程中对产品的质量有决定性的意义。
1．温度
在开始时（即由塔的顶部往下>液相反应温度逐步升高，中部（约塔高的2/3处>温度达到最高；再往下温度开始降低，但降温速度不易太快，以保持过饱和度的稳定；在塔的下部至接连底部的一段塔高内，降温速度可以稍快一些，因为此时反应速度已经很慢，其过饱度不大，降低温度可以提高产率。
从保证质量，提高产量的角度出发，塔内的温度分布应为上中下依次为低高低为宜。
2．添加晶种
当碳化过程中溶液达到饱和甚至稍过饱和时，并无结晶析出，但在此时若加入少量固体杂质，就可以使溶质以固体杂质为核心，长大而析出晶体。
在NaHCO3生产中，就是采用往饱和溶液内加晶种并使之长大的办法来提高产量和质量的。
应用此方法时应注意两点：
一是加晶种的部位和时间，晶种应加在饱和或过饱和溶液中。
二是加入晶种的量要适当。
（二>碳化塔的操作控制条件
1．碳化塔的结构气体进塔可分为一段和二段。
一段进气是将窑气和炉气混合后进塔。
其CO2浓度一般在60%左右。
为了适应生产过程和反应历程的需要，后来改为两段进气，即从塔底送入浓度90%以上的CO2锅气，从塔的冷却段中部送入浓度40%左右CO2的窑气。
2．碳化塔的操作控制要点<该厂使用的碳化塔与索尔维氏碳化塔有所不同，是经过改造的索尔维氏碳化塔）
<1）碳化塔液面高度应控制在距塔顶0.8～1.5m处。
液面过高，尾气带液严重并导致出气管堵塞；液面过低，则尾气带出的NH3和CO2量增大，降低了塔的生产能力。
<2）氨盐水进塔温度约30~50°C，塔中部温度升到60°C左右，中部不冷却，但下部要冷却，控制塔底温度在30°C以下，保证结晶析出。
<3）碳化塔进气量与出碱速度要匹配，否则，如果出碱过快而进气量不足时，反应区下移，导致结晶细小，产量下降。
反之，则反应区上移，塔顶NH3及CO2的损失增大。
<4）碳化塔底出碱温度要适当。
出碱温度低，NaHCO3析出量较多，转化率高，产量增加；但温度过低会导致冷却水量大大增加，引起堵塔，缩短制碱周期。
<5）倒塔和运行时间要适宜。
倒塔周期要严格执行，不要出现随意不规则操作。
在倒塔过程中，塔内的温度、流量均处于剧烈变化之中，因此，倒塔运行时间不宜过长。
重碱的过滤与煅烧
一、重碱过滤的基本原理
碳化取出夜：
40－45％固相碳酸氢钠<重碱）。
过滤分离：
湿重碱煅烧制纯碱，母夜蒸氨工段回收氨。
过滤设备：
过滤分离在制碱工业中经常采用的有两类,即真空分离和离心分离，相应的设备分别为真空过滤机和离心过滤机。
离心分离设备流程简单，动力消耗低，滤出的固体重碱含水量少，但它对重碱的粒度要求高，生产能力低，氨耗高，国内厂家较少采用。
转鼓式真空过滤器，依次完成吸碱，吸干，洗涤，挤压，刮卸，吹除过程。
重碱煅烧工艺流程的组织及运行
1-皮带输送机；2-圆盘加料器；3-返碱螺旋输送机；4；煅烧炉；5-出碱螺旋输送机；6-地下螺旋输送机；7-喂碱螺旋输送机；8-斗式提升机；9-分配螺旋输送机；10-成品螺旋输送机；11-筛上螺旋输送机；12-圆筒筛；13-碱仓；14-磅秤；15-疏水器；16-扩容器；17-分离器；18冷凝塔；19-洗涤塔；20-冷凝泵；21-洗水
内热式蒸汽煅烧炉操作条件：
（1>温度为了使NaHCO3分解完全，炉内温度一般应控制在160～190℃，不得低于150℃。
为了避免损坏包装袋，出炉热碱应冷却至包装袋材料允许的温度后再行包装，一般包装温度在50～100℃。
为了避免炉气中水蒸气冷凝，炉气出口至旋风除尘器应保温，保证炉气温度在108～115℃为宜。
（2>蒸汽根据锅炉过热能力来确定蒸汽压力，一般蒸汽压力应大于25kg/cm2为宜，过热温度应达到25～50℃，以保障操作温度和避免蒸汽在总管中冷凝。
五、氨的回收
一、氨回收的基本原理及工艺条件
<一）氨回收的基本原理
1.目的：
循环利用、节约成本、减少氨损失。
含氨料液：
过滤母液、淡液。
游离氨：
直接蒸出；结合氨：
加石灰乳蒸出
2.原理：
加热段：
蒸出游离氨；预灰桶：
结合氨、游离氨；灰乳蒸馏段：
蒸出游离氨4.废液中的氨含量
一般控制在0.028滴度以下，废液中氨的含量是蒸氨操作效果的重要标志。
若废液中氨含量过高，说明氨回收效果不好，造成氨的损失大；若废液中氨含量过低，则说明加入灰乳过量，易造成设备及管道堵塞。
<二）蒸氨工艺流程
1-母液预热段；2-蒸馏段；
3-分液槽；4-加热段；
5-石灰乳蒸馏段；6-预灰桶；
7-冷凝器；8-石灰乳流堰
9-加石灰乳罐
<三）淡液回收
淡液蒸馏过程是直接用蒸汽“汽提”的过程，热量和质量同时作用蒸出氨和CO2，并回收到生产系统中。
在有纯碱的淡液中含有的结合氨量较少，可看成为不含NaCl和NH4Cl的NH3-CO2-H2O系统，其蒸馏过程的主要反应与前述过程的加热段相同。
淡液蒸馏塔上部设有冷却水箱，分为两段，下段是淡液，上段是冷却水。
淡液在下段被预热，气体在上段被冷却，使部分蒸汽冷凝分离，其余气体浓度提高，便于吸收。
（3）液体硫磺制硫酸
1.简介
硫酸<化学式：
H₂SO₄），硫的最重要的含氧酸。
无水硫酸为无色油状液体，10.36℃时结晶，通常使用的是它的各种不同浓度的水溶液，用塔式法和接触法制取。
前者所得为粗制稀硫酸，质量分数一般在75%左右；后者可得质量分数98.3%的纯浓硫酸，沸点338℃，相对密度1.84。
硫酸是一种最活泼的二元无机强酸，能和许多金属发生反应。
高浓度的硫酸有强烈吸水性，可用作脱水剂，碳化木材、纸张、棉麻织物及生物皮肉等含碳水化合物的物质。
与水混合时，亦会放出大量热能。
其具有强烈的腐蚀性和氧化性，故需谨慎使用。
是一种重要的工业原料，可用于制造肥料、药物、炸药、颜料、洗涤剂、蓄电池等，也广泛应用于净化石油、金属冶炼以及染料等工业中。
常用作化学试剂，在有机合成中可用作脱水剂和磺化剂。
空气过滤器
消声器
塔前主风机
98%H2S04干燥塔斯社
经由泵
酸冷器
98%酸循环槽
焚硫炉≤1030℃
精硫槽
废热锅炉
省煤器过热器
240℃饱和蒸汽
生成10%SO2
转化器SO2SO3
降温后420℃左右SO2
高温过热器
3.8Mpa420℃蒸汽去发电
热热换热器
降温
再循环
冷热交换器
约180℃SO3
再循环
第一吸
收塔
经酸冷器冷却
98%H2SO4
循环槽
第二吸收塔
经冷却
低温过热器
省煤器
160℃SO3
降温
尾气吸收塔斯社
60m烟囱放空
NaOH溶液池
PH12NaOH溶液
2.工艺流程图
3.工艺流程简要说明
<1）焚硫及转化工段
液硫由精硫泵加压经磺枪机械雾化而喷入焚硫炉焚烧，硫磺燃烧所需的空气经空气过滤器过滤后，再经空气鼓风机加压、干燥塔干燥后送入焚硫炉。
4.<2）干吸及成品工段
空气鼓风机设在干燥塔上游，即硫磺焚烧及转化所需空气经过滤器过滤、鼓风机加压后进入干燥塔塔底，用98％硫酸吸收掉空气中的水分使出塔干燥空气中水分0.1g/Nm3，经塔顶除雾器除去酸雾后的干燥空气进入焚硫炉。
从干燥塔出来的浓度约97.8%的硫酸流入干吸塔循环槽中，与来自第一吸收塔的吸收酸混合后，经干燥塔酸循环泵加压后送入干燥塔酸冷却器中，经冷却至约70℃后送到塔顶进行喷淋。
由转化器第三段出口的气体经冷热换热器和省煤器II回收热量、温度降为172℃后一部分进入第一吸收塔塔底，塔顶用来温度75℃、浓度为98.0％的硫酸喷淋，吸收气体中SO3后的酸自塔底流出进入干吸塔循环槽中，与来自干燥塔的干燥酸进行混合并用工艺水调节循环酸浓度至98％后，再由一吸塔酸循环泵依次送入一吸塔酸冷却器冷却后，送至一吸塔塔顶进行喷淋。
另一部分一次转化气进入烟酸塔。
塔内用104.5％发烟硫酸进行喷淋，吸收转化器中的SO3后，由塔底流入发烟酸循环槽，通过来自一吸塔酸冷却器出口的98%硫酸调节浓度为104.5％，然后经烟酸塔循环泵送入烟酸塔酸冷却器，冷却后的发烟酸一部分作为产品送至成品工段，另一部分送入烟酸塔塔顶进行喷淋。
吸收后的炉气与另一部分气体混合后再进入第一吸收塔。
由转化器四段出来的二次转化气经低温过热器/省煤器I换热降温后进入第二吸收塔塔底。
该塔用温度为75℃，浓度为98％的硫酸喷淋，吸收SO3后的硫酸自塔底流入吸收塔循环槽。
而后经二吸塔酸循环泵加压，并经二吸塔酸冷却器冷却后进入第二吸收塔喷淋。
98%成品硫酸由干燥酸循环泵出口引出，再经成品酸冷却器冷却至40℃后进入成品酸贮罐。
（4）上机实习
1.间歇反应釜冷态开车
一、工艺流程简述
1、工艺说明
间歇反应在
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