年产4万吨苏打粉干燥工段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产4万吨苏打粉干燥工段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

aHCO3悬浮液不断从塔底放出。 两法比较，间歇法碳化设备制造简单，费用低，并可用较低浓度的 CO2（如体积浓度为 20%左右）来生产，因而可用一般的土窑来生成 CO2，因土窑的投资也低，但其单位生产能力较低（约为 吨 /日左右）， CO2 吸收率（约为 60%） 纯碱转化率（约 50%）也较低；而连续法碳化塔的单位生产能力（约为 2 吨 /日）、 CO2 吸收率（约为 60 ~ 70%，最高可达 90%）和纯碱转化率（约为 90%左右） 都较高，劳动强度较低，但其 碳化塔结构较复杂，制造费用较高，而且 CO2 浓度要求 30%石灰窑需采用机械窑，投资也较高。 因而间歇法适用于年产量较低（如千吨级）的单位，而年产量要求在万吨以上的，则宜采用连续法。 结晶器碳化制小苏打 这是国外提出的一种新的生产流程，该生产方法的优点是：操作中可控制 NaHCO3结晶粒度的成长：可制得大结晶（如 60一 100目）和高松密度的小苏打，最适于发酵粉、灭火剂、处理剂、洗涤剂等用， CO2损失极少，设备运转周期长：加热和冷却过程的能量消耗少，生产可连续进行也可间歇进行。 用纯碱 制小苏打最好附设在纯碱生产厂，这样一可充分利用碱厂的高浓度 CO2气体及其净化、冷却和压送设备，从而降低成本，提高设备利用率；二可免去纯碱包装、运输、拆包等手续和费用，并可避免碱粉途耗损失（据统计约为 3%左右）； 三可综合利用碱厂废碱水废热；四可降低管理、经营费用，并增加产品和收益；五是如把纯碱运往各地作为小苏打的原料，还不如把做好的小苏打成品运往各地，这样在同样要运输的情况下，可为国家节约大量的小苏打生产厂的设备投资和人力、物力、财力。 天然碱制小苏打 我国有丰富的天然碱，资源分布也广。 用 天然碱制小苏打可大大降低成本（比用纯碱制小苏打降低约 1/4左右），并可缓和纯碱供应的紧缺状况。 为此应大力发展用天然碱制小5 苏打和纯碱。 在美国目前不再生产合成纯碱，纯碱和小苏打都是用天然碱制造。 离子交换剂制造小苏打 这是国外近来在研制的方法 [3]，其反应式为 ： RNa + NH4HCO3 = RNH4+ NaHCO3 （ 12） 根据上式就可从 NH4HCO3溶液中制取 NaHCO3， 如进入 NH4HCO3溶液，可制取 1当量的 NaHCO3溶液，并可用煮沸的方法除去溶液中未作用的铵盐铵盐转化成钠盐的转化率可达 70%。 离子交换剂可利用最普通的廉价的磺化煤。 碳酸氢按和氯化钠制小苏打 其反应式为 ： NH4HC03 + NaCl = NaHCO3 + NH4Cl （ 13） 反应结果得到易溶于水的氯化按和难溶于水的碳酸氢钠，当溶液渐渐变成饱和时，NaHCO3就结晶析出。 氯化钠和氨的含 量越多，生成 NaHC03的反应就越完全。 据西德专利介绍的生产过程为： 在温度为 26一 30℃ 条件下，在高浓度的非常饱和的氯化钠溶液中，边搅拌边连续小量地投入固体碳酸氢铵（以细小结晶为宜） 所得的 NaHCO3结晶经分离、洗涤和千燥后，可制得一种容积大、颗粒粗、松散性好、速溶的小苏打。 产品中按含量只有 %， 一般氨碱法中间制得的粗碳酸氢钠中约含 %铵，产品质量可与用纯碱制得的小苏打相同 [4]。 母液可返回氨碱厂进一步使用即与含有 NH3和 CO2的气体反应生成 NH4HCO3，也可作为制小苏打的原料，反应温度如 小于 26℃ ，易引起杂质干扰，而且不能得到大容积、松散性好的小苏打 ， 如大于 30℃ ， NaHCO3收率显著下降。 对于氯化钠来源较丰富的化肥厂、制碱厂，用该法既可制得小苏打或纯碱，又可制得化肥，不失为一个较好的综合生产方法。 6 第 二 章 设计任务及方案 设计任务及要求 本文根据苏打粉生产方式要求以及产量要求通过查找文献资料和计算确定苏打粉的料液的处理量、料液含水量、料液的密度、干燥后苏打粉的密度、比热容、平均粒径等参数。 再根据前人的经验数据选择最佳的热风进、出塔温度苏打粉料液进出塔温 度，料液雾化压力等参数。 根据设计条件和参数通过热量衡算、物料衡算、过程分析等计算和分析确定喷雾干燥塔的主要尺寸并完成其他附属设备的选型，进而构建整个工艺。 最后为确定的工艺设计合理的自动控制系统。 苏打粉作为常用食品原料，市场需求量巨大。 本课题旨在通过对苏打粉料浆的燥工段工艺设计过程， 从而 对产品制备、工艺形成及设备设计过程有更深理解，同时，能够对该工艺的简化、高效、环保性进行初步探索，设计出一台年产 4 万吨苏打粉要求的干燥器设备。 通过完成设计，可以知道苏打粉的用途，基本掌握苏打粉的生产工艺，了解国内外苏打粉工业的发展现状，以及其工业的发展趋势。 本设计拟采取用喷雾干燥器附加一些附属设备对苏打粉料浆干燥生产，得到产品合格的苏打粉固体颗粒的要求。 喷雾干燥是将溶液、浆液或悬浮液在热风中喷雾成细小液滴，液滴在下降过程中，水分被迅速汽化而达到干燥目的，从而获得粉末或颗粒状的产品。 工艺流程的确定 苏打粉干燥工段工艺流程为：首先将碳酸钠溶液泵入储液罐，然后溶液和二氧化碳气体一块进入碳化塔，经碳化后苏打粉湿物料进入干燥塔，达到苏打粉干物料含水量要求。 如图。 图 苏打粉干燥工段工艺流程 喷雾干燥的优点主要是： 干燥速度快 、 产品具有良好的分散性和溶解性 、 生产过程简7 化，操作控制方便 、 产品纯度高，生产环境好 、 适宜于连续化大规模生 产。 喷雾干燥的缺点有： 低温操作时，传质速率较低，热效率较低，空气消耗量大，动力消耗也随之增大。 从废气中回收粉尘的设备投资大。 干燥膏糊状物料时，干燥设备的负荷较大。 喷雾干燥阶段的核心元件是雾化器，雾化器有多种形式，其中普通洗衣粉的生产以压力式雾化器使用最为普遍。 压力式喷嘴雾化器又称机械式雾化器。 旋转压力式雾化器有结构简单、加工制造容易、安装操作方便、雾化粒度均匀、 工作能耗低、雾矩张角适中以及雾化后对喷雾干燥塔中的气流场影响小等优点，该雾化器在喷雾干燥系统中应用较多。 其原理是由高压泵使料液具有一定的压力和一定的初速度从切线方向进人喷嘴的旋转室中。 这时，料液的部分静压能转化为动能，使料液形成旋转运动。 旋转速度与旋涡半径成反比，因近轴心旋转速度愈大，其静压强愈小。 结果在喷嘴中央形成一股压力近似等于大气压的空气旋流，而液体则绕着这个气心旋转，并形成环形薄膜从喷嘴孔喷出，然后液膜伸长变薄并拉成细丝，最后细丝断裂为小液滴 [5]。 工艺设计 的 条件 干燥物料即苏打粉料浆为悬浮液，干燥介质为空气；雾化器采用旋转型压力式雾化器，选用热风、雾滴并流向下的操作方式 [6]。 由设计条件知，产品产量为 G=5555kg/h；由选定苏打粉的物性知：其密度32 /2150 mkg ；比热容 )/( ℃kgkJc  ；颗粒的平均粒径 md 1202 。 根据经验值，苏打粉料浆温度在 20℃ 左右时，料浆有较好的流动性。 当洗衣粉的出料温度高于 55℃ 时 会影响苏打粉的性能，可能受热分解，故取苏打粉的出料温度为 55℃。 根据经验数据取热风入口温度 150℃ ，热风出口温度 60℃。 喷雾干燥常用来处理湿含量在 20%— 60%的溶液。 但本生产采用 氨碱法 生产苏打粉料浆 机械脱水之后 含水量在 17%到 23%左右。 所以采用料浆含水量 20%进行设计计算。 根据文献资料，取加热蒸汽压力（表压） ；料液雾化压力（表压） MPa4。 年平均温度12℃ ，年平均相对湿度 70%。 具体工艺参数如下： 料液处理量 hkgG /69091  料液含水量 %201w（湿基）； 产品含水量 %w （湿基） 料液密度 31 1 9 2 4 /kg m  ； 产品密度 32 /2150 mkg 热风入塔温度 ℃t 1501 ； 热风出塔温度 ℃t 602 料液入塔温度 ℃201  ； 8 产品出塔温度 ℃552 产品平均粒径 md 1202  ； 产品比热容 )/( ℃kgkJc  水 比热容 CW=； 加热蒸汽压力（表压） 料液雾化压力（表压） MPa4 ； 年平均温度 12℃ 年平均相对湿度 70%； 年工作日 300 天 9 第 三 章 喷雾干燥器的设计 物料衡算和热量衡算 1． 物料衡算 （ 1） 绝干物料流量 G 11( 1 ) 6 9 0 9 ( 1 2 0 % ) 5 5 2 7 /G G w k g h     （ 31） （ 2） 产品产量 2G 112 2( 1 ) 6 9 0 9 ( 1 2 0 % ) 5 5 5 5 /1 1 0 . 5 %GwG k g hw    （ 32） （ 3） 水分蒸发量 W V=G1 － G2 =6909－ 5555=1354kg/h (33) （ 1） 物料升温所需热量 mq    2 2 2 1 5555 55 /1354m Gcq k J k gW      水 （ 34） （ 2） 汽化 kg1 水的热损失 lq W tFqq  11按经验公式计算 wt， 的传热系数干燥塔表面对周围空气 ℃t，t ww 40取干燥塔外表面积温度  h℃mkJ  2/ 230 mFF ， 取干燥塔散热面积 ； 室温壁温  ℃t 281240  1 4 1 . 8 3 0 2 8 2 5 . 9 /1354Ftq k J k gW      水 干燥塔出口空气的湿度 2H 根据热量衡算    2 1 1 12 1 1 2 5 . 2 1 4 9 . 6 4 . 1 8 7 2 0 9 1 . 7 6 /l m wI I I I q q c k J k gH H H H              水 即11 IIHH  ，为一直线方程，根据给出的工艺设计条件， ℃t 120  ， %70 ，由湿10 空气的 HI 图查出， 绝干气水 kgkgHH /0 0 。 当 ℃t 1501 时，由湿空气的 HI 图查出， 绝干气kgkJI /1801  ，任取 绝干气水 kgkgH / ，则 9 1 . 7 6 0 . 0 6 0 . 0 0 6 1 8 0 1 7 5 . 0 /I k J k g      绝 干 气。 连结点 绝干气绝干气水 kgkJ，IkgkgHA /1 8 0/0 0 11  和点 0 . 0 6 / 1 7 5 . 0 /B H k g k g I k J k g水 绝 干 气 , 绝 干 气，并延长与 ℃t 1002  线相交于点 D，点D 就是出口空气状态点。 由 HI 图查出，。 kgkgH 绝干气水 /  空气消耗量 绝干空气的消耗量为 211354 2 2 5 6 6 /0 . 1 2 0 . 0 0 6WL k g hHH   （。