本科毕业论文年产5万吨烧碱工程项目工艺设计（可编辑）

本科毕业论文年产5万吨烧碱工程项目工艺设计贵州大学本科毕业论文设计诚信责任书本人郑重声明本人所呈交的毕业论文设计是在导师的指导下独立进行研究所完成毕业论文设计中凡引用他人已经发表或未发表的成果数据观点等均已明确注明出处特此声明论文设计作者签名日期目录摘要 VAbstract VI第一章总论 111设计对象 112对烧碱的了解和认识以及生产方法 1com钠的性质 1com钠的用途 1com危险性以及防护 2com主要生产方法 213国外电解法及发展概况 314我国氯碱工业发展概况 515离子膜法制碱的优越性 6com产品质量好 6com 7com工人的劳动强度改善了工作环境 7com电槽能够承受频繁的电流波动 7com方便 716离子膜制碱厂址选择 7com小寨坝镇位置以及交通 7com小寨坝镇的资源丰富 8com小寨坝镇生态环境和气候气象 8com充足的电力资源 917年工作日和工作制度 9com作时计算方法 9com度 9第二章工艺部分 1021氯碱生产原理 10com述 10com换膜法电解制烧碱的流程 11com料及指标 1122重点工序的论证 12com水的精制 12com盐水二次精制 13com电解工段 14com蒸发浓缩工段 1623工艺条件 17com件的优化 1724工艺计算 20com算 20com能量衡算 31com主要设备的计算和选型论证 42第三章非工艺部分 5431建设项目对环境可能造成的影响 54com环境影响 54com影响 54com境影响 54com物影响 55com境影响 5532预防或者减轻不良环境影响的对策和措施 55com染治理 55com治理 56com理 5633全厂公用工程辅助设施和服务设施 56主要参考文献 58致谢 59年产5万吨烧碱工程项目工艺设计重点工序蒸发浓缩工段摘要本次设计的课题项目是年产6万吨48的烧碱采用的方法是离子膜法离子膜法比苛化法和金属阳极法好它生产的烧碱浓度高占用空间小便于操作而且污染比较小在企业利益方面这种方法很实用可以节约成本生产的烧碱直接可以作为产品出售但是这种方法对精制盐水有很高的要求需要两次精制它采用的电解槽具有选择透过性出口的粗碱浓度可达30～34左右再经过蒸发就可以得到用户所需要的成品碱这种生产方法具有强的竞争力它必将成为当前的主力军市场前景很好本次设计的主要内容就是介绍离子膜法的工艺和流程其中包括对原料盐的要求重点介绍了一次盐水的精制二次盐水的精制电解设备的简介重点工序则是烧碱溶液的浓缩工段是将306的碱液浓缩到48的成品包括设备的计算和选型并且绘制相关重点的设备总之本次设计较为全面的介绍了离子膜工艺关键字离子膜法、电解槽、蒸发、烧碱Withanannualoutputof50000tonsofcausticsodaprojectdesignfocusingonprocessesevaporationconcentratessectionAbstractTheprojectisdesignedtoissueanannualoutputof60000tonsofcausticsoda48percentthemethodusedistheionexchangemembraneIonexchangemembraneofthelawthantheexorbitantandmetalanodeslawandtheproductionofitshighconcentrationofcausticsodaspacesmalleasytooperateAndpollutionisrelativelysmallintheinterestsofenterprisesthismethodisveryusefulCansavecostsdirectproductionofcausticsodacanastheproductsoldHoweverthismethodofrefinedsaltwaterhasahighdemandrefiningneedstwoitsacellthroughsexualselectionTheconcentrationofbasecrudeexportsup30to34percenttotheevaporationcanberequiredbytheuserbaseofthefinishedproductThisproductionmethodhasstrongcompetitivenessitwillbecomethemainforcemarketprospectsgoodThisdesignsprimarycoverageisintroducedthationmembranemethodcraftandflowincludingtorawmaterialsaltrequestIntroducedasaltwaterpurificationwithemphasistwosaltwaterpurificationselectrolysisequipmentssynopsisThekeyworkingprocedureisburnsthealkalinesolutiontheconcentrationconstructionsectionisconcentrates306lyesto48endproductsIncludingequipmentscomputationandshapinganddrawsuptherelatedkeyequipmentinbriefthisdesignmorecomprehensiveintroductionionicmembranecraftKeywordionexchangemembraneElectrolyzerEvaporationCausticsoda

第一章总论11设计对象年产5万吨48的烧碱项目原盐组成NaCl CaCl2 MgCl2 MgSO4 Na2SO4 不溶物 H2O C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 9510 030 030 020 030 060 320 12对烧碱的了解和认识以及生产方法com钠的性质分子式NaOH俗名火碱苛性钠烧碱分子量4001gmolSTP下的密度21103kgm3溶解度111g100g水熔点596K3184℃沸点1663K1390℃常温下是一种白色晶体具有强腐蚀性易溶于水其水溶液呈强碱性能使酚酞变红氢氧化钠是一种极常用的碱是化学实验室的必备药品之一它的溶液可以用作洗涤液化学表现无色透明的钠碱液体是强碱之一易在水中溶解能与许多有机无机化合物起化学反应腐蚀性很强[1]能灼伤人体皮肤等氢氧化钠是制造肥皂的重要原料之一氢氧化钠溶液加油比例合适会反应混合成为固体肥皂这一反应也是利用了水解的原理而这一类在NaOH催化下的酯水解称为皂化反应com钠的用途广泛应用于洗涤剂肥皂造纸印染纺织医药染料金属制品基本化工及有机化工工业普通肥皂是高级脂肪酸的钠盐一般是用油脂在略为过量的烧碱作用下进行皂化而制得的印染纺织工业上也要用大量碱液去除棉纱羊毛等上面的油脂生产人造纤维也需要烧碱例如制粘胶纤维首先要用18～20％烧碱溶液去浸渍纤维素使它成为碱纤维素然后将碱纤维素干燥粉碎再加稀碱液把磺酸盐溶解便得到粘胶液再经过滤抽真空去气泡就可用以抽丝了

精制石油也要用烧碱为了除去石油馏分中的胶质一般在石油馏分中加浓硫酸以使胶质成为酸渣而析出经过酸洗后石油里还含有酚环烷酸等酸性杂质以及多余的硫酸必须用烧碱溶液洗涤再经水洗才能得到精制的石油产品

在造纸工业中首先要用化学方法处理将含有纤维素的原料如木材与化学药剂蒸煮制成纸浆所谓碱法制浆就是用烧碱溶液作为蒸煮液来除去原料中的木质素碳水化合物和树脂等并中和其中的有机酸这样就把纤维素分离出来

在冶金工业中往往要把矿石中的有效成分转变成可溶性的钠盐以便除去其中不溶性的杂质例如在铝的冶炼过程中所用的冰晶石的制备和铝土矿的处理都要用到烧碱又如冶炼钨时也是首先将精矿和纯碱焙烧成可溶的钨酸钠后再经酸析脱水还原等过程而制得粉末状钨的

在化学工业中制金属钠电解水都要用烧碱许多无机盐的生产特别是制备一些钠盐如硼砂硅酸钠磷酸钠重铬酸钠亚硫酸钠等等都要用到烧碱或纯碱合成染料药物以及有机中间体等也要用到烧碱因此可以说烧碱的用途无处不在com危险性以及防护危险性摄取对消化系统造成严重的和永久的损伤粘膜糜烂出血休克吸入刺激呼吸道腐蚀鼻中隔皮肤危险可引起灼伤直至严重溃疡的症状眼睛危险可引起烧伤甚至损害角膜或结膜人身保护佩戴防毒口罩化学安全防护眼镜穿防腐工作服带橡皮手套

易反应与水和水蒸气反应大量放热形成腐蚀性液体与酸发生中和反应并放热

储存避免接触潮湿空气与易燃可燃物和酸分开存放com主要生产方法以电解食盐水溶液的方法同时制取氯气氢气和烧碱的工业称为氯碱工业它属于化学工业中极为重要的基本工业也是最为重要的电化学工业之一在国民经济中占有重要地位工业上生产烧碱的方法主要有苛化法和电解法[1]由于近代化工行业的飞速发展对高纯度烧碱和氯的迫切需求苛化法已被电解法取代电解发生产烧碱是应用电化学原理在直流点作用下使是食盐溶液发生如下反应2NaCl2H2O2NaOHH2↑Cl2↑制烧碱氯气和氢气因此电解发生产烧碱又称为氯碱工业根据选用电极原料的不同又分为隔膜电解法和水银电解法和离子膜法隔膜法电解是利用多孔渗透性的隔膜材料作为隔层把阳极产生的氯气和阴极产生的氢气氢氧化钠分开以免它们混合后发生爆炸和生产氯酸钠由于过程产生的氯和烧碱是强腐蚀性物质因此阳极材料和隔膜材料的选择是隔膜法工业生产中的关键性问题隔膜法电解槽制得的电解液含氢氧化钠10左右经蒸发后可获得含50左右的液碱该法耗能较大而且石棉隔膜使用寿命短且有害水银电解槽由电解室和解汞室组成由于在电解室中产生氯气在解汞室中产生氢氧化钠和氢气因而阳极产物和阴极产物分开的关键问题得以解决水银法的优点是电解槽流出的溶液产物中NaOH浓度较高可达50质量分数不需蒸发增浓产品质量好含盐低约占0003质量分数因水银是有害物质此法已逐渐被淘汰离子交换膜法该法用离子膜电解槽的阳极室和阴极室隔开在阳极和阴极上的反应于一般隔膜电解相同但离子膜的性能好不允许氯离子通过因此阴极室得到的烧碱纯度高其电能和蒸汽消耗与隔膜发和水银法相比可节约2025而且建设投资环境保护等方面均由于其他方法因此离子膜法是氯碱工业的发展方向13国外电解法及发展概况1807年英国人Davy始电解熔融实验的研究[2]由于各种原因直到1867年德国人Siemems发电机之后工业化电解食盐水溶液制烧碱才得以实现隔膜法于1890年在德国首次出现随后1892年水银法电解槽在美国取得专利电解食盐工业生产遇到了首要难题是如何将阳极产生的氯气与阴极产生的氢气和NaOH分开不至发生混合爆炸和生成NaCIO的副反应以上两种方法都成功地解决了这一难题隔膜法在电解槽的阳极室和阴极室之间设置多空渗性隔层既不防碍阴阳离子的自由迁移又能阻止阳极产物与阴极产物的混合由于氯和NaOH都是强腐蚀性物质寻找合适的隔层材料一直是隔膜法的关键技术问题之一最早使用的水泥多微空隔层因其电阻大电流效率低透过性差而其只能间隙操作而改用石棉滤过性隔膜它不仅可以连续操作而其使用于高电流效率下制取高浓度烧碱溶液阳极材料最初用烧结碳和铂1892年发明人造石墨使用至今1970年后普遍使用金属阳极水银法是1892年美国人K·Y·Castner奥地利人C·Keuner同时提出它是通过生成钠汞齐来使氯器分开其特点是将电解槽分为电解室和解汞室以汞作为阴极钠离子放电还原为金属钠并于汞作用生成钠汞齐钠汞齐从电解室排除后在解汞室中与水作用生成NaOH和氢气因为在电解室中产生氯气在解汞室中产生NaOH溶液和氢气这样就解决了将阳极产物和阴极产物隔开的关键难题上述两种方法奠定了不同的烧碱工业基础并一直沿用至今直到20世纪50年代在有机高分之材料研究进展的推动下电解法制碱技术引进高分之材料开始研究离子交换膜法电解制碱技术离子膜法电解制烧碱是继隔膜法水银法之后于70年代中后期发展起来的新方法该法具有能耗低无公害产品质量高等优点在世界氯碱工业中发展迅速已经成为氯碱生产第二代新技术离子交换膜法电解技术很早以前就进行了研究和开发1950年美国W·Juda等提出离子交换膜的制备和性质1951到1953年Ionic公司首先提出将这种膜用于食盐电解制氯和烧碱1952年虎克公司使用磺酸型酚树脂离子膜三室式电槽夕进行了电解食盐水的研究50年代初期美日英等国家相继开展了研究在很长的时期中因膜材质和其他技术不过关未能取得实际效果1969年美国杜邦公司研究成功磺酸型离子交换膜首次成功地应用于美国宇宙空间技术的燃料电池不久将此项技术移植于氯碱电槽上70年代由于全氟离子交换膜和金属阳极技术的突破离子膜电槽的研制加速并于1975年由日本旭化成公司开始工业化生产实现了离子交换膜法电解的工业化生产为离子膜电解食盐水工业化奠定了基础离子膜法制氯碱至今只有十余年的历史[13]但由于受到世界能源和环境保护新形势的促进发展很快持别是日本工业化的步伐最快美国西欧等地区也有新发展到1979年为止世界上有101家离子膜制碱厂投产烧碱产量为2463万吨进入80年代后离子膜电解技术已经进入成熟阶段老厂技术改造和方法转换步伐加快离子膜法生产的比例不断增长据有关资料测算到1983年底世界离子膜法烧碱的装置能力已达137万吨装置能力已超过214万吨工厂总数65个以上至1989年4月16日[3]全世界离子膜法制碱总能力已达650万吨年占世界氯碱总产量的152000年增加到25～30技术方面也形成了各具特点的单复极电解槽系列而且离子膜和电槽的技术经济性能日益先进离子交换膜的应用范围更为广泛因此离子膜法在氯碱生产上显示了强大的生命力前景很好离子膜法是用选择透过性的阳离子交换墨将阳极室与阴极室隔开钠离子在电厂的推动下伴随水分子透过离子交换膜移向阴极室而不允许氯离子透过离子交换膜所以在阴极室得到纯度较高的烧碱溶液与隔膜法和水银法相比离子膜法具有能耗低产品质量高装置占地面积小生产能力大及能适应电流波动大等优点此外离子膜法还可根出石棉水银对环境的污染因此被公认为氯碱工业的的发展方向80年代以来新建的氯碱厂普遍采用离子膜法制碱工艺并且将现有的隔膜法水银法氯碱厂逐步转化为离子膜法氯碱厂但是离子膜法电解对盐水的质量要求远远高于隔膜法与水银法因此要增设二次盐水的精制且离子交换膜价格昂贵所以电解工程一次性投资较隔膜法大14我国氯碱工业发展概况我国氯碱工业是在20世纪20年代才开始创建[2]第一家氯碱厂是上海天原电化厂于1930年正式投产采用爱伦-摩尔电解槽日产烧碱2吨到1949年为止全国共有氯碱厂九家年产烧碱进15万吨氯产品也仅有盐酸液氯和漂白粉等解放后我国的氯碱工业与其它工业一样得到迅速发展烧碱产量50年代末达372万吨60年代末为704万吨70年代末为182万吨80年代末为3205万吨到1999年中国烧碱产量达557万吨仅次于美国跃居世界第二位目前全国共约有200家氯碱生产企业已形成科研设计制造的生产完整工业体系国内第一家汞阴极法氯碱工厂是锦西化工厂并于1952年投产1974年我国在上海天原化工厂首次采用了金属阳极电解槽投入工业化生产而我国离子膜法技术的研究从60年代初就开始进行锦西化工研究院等单位工作开展得最早1979年后上海天原化工厂使用国产和进口离子膜进行过电槽中试距工业化要求尚有不少差距随着改革开放的深入到目前为止我国引进离子膜电解槽能力已达32万吨年已开车装置达10万吨年1986年我国甘肃盐锅峡化工厂引进第一套离子膜烧碱装置上海氯碱总厂电化厂15万吨年和锦西化工总厂4万吨年已于1992年投产开车总能力达29万吨年离子交换膜法电解烧碱技术在我国已经迅速发展起来在产量不断增加的同时氯碱生产基础技术不断取得进步50年代中期北京化工设计院与上海天原化工厂合作研究成功了立式吸附隔膜电解槽与水平电解槽相比可节约电23单槽生产能力提高10倍接近当时的世界水平70年代初我国也成功开发了金属阳极电解槽1973年上海桃浦化工厂小试成功后第二年及在上海天原化工厂投入工业化生产在金属阳极领域接近当时的世界水平到1986年金属阳极电解槽的烧碱产量已占烧碱总产量40以上1986我国引进第一套离子膜法烧碱装置但由于外商索取的专利费极高且大部分生产设备和零配件要依赖进口无形中加大了总的投资费用及日常操作费用使总成本甚至超过了隔膜法制碱搞引进吸收也由于外商的合同条款限制及国内同行间的技术封锁较严而给此项技术的推广和应用造成一定的障碍我们从1986年起开始研究离子膜制碱技术在小试的基础上已成功地进行了年产100吨规模的中试氯碱工业的发展趋势体现在两个方面一方面是氯产品的发展是氯碱工业发展的主要推动力其发展过程主要是由无机氯产品向有机氯产品的方向变化另一方面的趋势是电解生产方法的发展其核心设备电解槽的发展趋势受环保和节能两个主要因数的制约因离子膜法能耗低质量高又无汞和石棉的污染为了满足国家相应的的规定发展离子膜碱己经成为氯碱企业调整产品结构节能降耗保护环境增强市场竞争力的主要措施绝大多数企业都将离了膜法工艺作为扩建或改造项日的首选工艺国内新建烧碱装置中采用离了膜法工艺的装置约占90只有10采用金属阳极隔膜法生产工艺日前我国离了膜法装置生产能力己达656万ta离了膜法生产工艺几乎占到国内烧碱装置总产能的半壁江山[4]15离子膜法制碱的优越性离子膜法制碱所以能在世界及我国得到迅速发展主要是它有无可比拟的优越性[5]com产品质量好comcom工人的劳动强度改善了工作环境com电槽能够承受频繁的电流波动com方便3035浓度的高纯度碱作为成品外售人大节省了蒸汽与隔膜法相比节省蒸汽约8016离子膜制碱厂址选择由于烧碱行业是一个污染比较严重的产业因此在选择厂址位置时一定要合理在经过研究论证后确定将厂建在息烽县息烽地处贵州省中部省城贵阳市北郊贵州第一大河乌江南岸地理座标为东经106o27′29〃至106o53′43〃北纬26o57′42〃至27o19′45〃东临开阳南接修文西北与遵义金沙两县相望境内峰丛山地与丘陵小盆地相间海拔最高17496米6092米相对高差11404米息烽水资源十分丰富境内河网密度达每平方公里178公里流域面积大于20平方公里的河流有12条多年平均流量585亿立方米平水年常年保有储水量465亿立方米并已建成了青山湖下洪马板厂等一批中小型水库现县城已建成日供水总量达3万吨的3个水厂小寨坝温泉西山等工业区供水设施配套为引进企业贵州西洋肥业有限公司建设的日供水2万吨的一期供水工程已投入使用城乡生产生活用水供应充足息烽县森林覆盖率达40境内原生天然林多大部分地区林木丰茂水土保持良好有天然氧吧之美誉南高北低属北亚热带和南温带季风湿润气候区气候温和雨量充沛冬无严寒夏无酷暑气候宜人年平均气温1216℃年降雨量950毫米1200毫米大部分地区全年无霜期在270天以上由于海拔高纬度低高差大气候在空间分布上具有一山有四季十里不同天的立体气候特点贵州是全国西电东送的重点地区电力充足息烽县北濒乌江渡发电站地处贵州大电网中心境内现有110千伏安变电站2座35千伏安变电站3座主变容量172．45兆伏安境内还将建设500千伏220千伏及110千伏变电站各一座全县有110干伏输电线路4条76．03千米35千伏输电线路5条84．32千米10千伏输电线路32条665．56千米电价低供电设施完善电力供应充足可充分满足经济社会发365天年-104天年公休日-10天年法定假日251天年考虑到生产的连续性和经济效益年工作日定为300天com度一般管理人员技术辅助等工作人员实行标准工时工作制每天正常工作不超过八小时周工作时间不超过四十小时每周正常工作日为星期一至星期五工作日作息时间按公司安排执行为了确保周末不停车实行生产车间三班连续生产实行四班三运转日工作时间为24小时图2-2com料及指标电解以食盐为原料[7]从离子膜电解槽流出的淡盐水经过脱氯塔脱去氯气进入盐水饱和槽制成饱和盐水而后加入氢氧化纳碳酸纳等化学品盐水进入澄清槽澄清但是从澄清槽出来的一次精盐水还有一些是悬浮物但离子交换膜法对盐水质量要求较高因此除需要进行一次精制即与隔膜法盐水精制方法相同外还需再经过滤和螯合树脂吸附以进行二次精制从而控制Ca2Mg2等金属离子含量在005×10-6以下悬浮物含量小于1×10-6SO42-含量小于4～5gL游离氯含量小于01×10-6因为盐水中悬浮物的存在能使膜的电阻增加Ca2Mg2等金属离子能在膜内产生氢氧化物并积聚于其中使离子交换机能失效电阻增加电流效率下降由于游离氯的存在不仅腐蚀设备和管路而且还构成对环境的污染ClO-还有阻碍MgOH2CaCO3的凝聚与沉降的不良作用若ClO-放电则必导致电流效率的下降综上所述进行盐水的二次精制严格按精盐水质量要求进行控制是十分必要的电解槽出来的阳极液淡盐水与Cl2分离后一部分约110除去氯酸盐后回电解槽大部分脱氯后送盐水一次精制工序进行重饱和从槽内流出的阴极液与H2分离后烧碱浓度达30％以上可以直接作高纯烧碱使用也可根据需要进行蒸发浓缩流程中设置有蒸发工序以生产48％的液碱产品阴极液的一部分经补充去离子水后循环回到电解槽的阴极室阴极碱液的循环有助于控制加入的水量又能带走部分槽内产生的热量有利于维持电解槽内的热平衡22重点工序的论证离子交换膜法制取NaOH溶液Cl2和H2的工艺流程如下图所示以上流程可分为四部分一次盐水精制二次盐水精制电解槽烧碱蒸发装置com水的精制以食盐为原料从离子膜电解槽流出的淡盐水经过脱氯塔脱去氯气[12]进入盐水饱和槽制成饱和盐水而后再加入氢氧化钠氯化钡碳酸钠或者只加碳酸钙等化学品盐水进人澄清槽澄清但是从澄清槽出来的一次精盐水还有一些是悬浮物这对盐水精制的鳌合树脂塔将产生不良影响一般要求盐水中的悬浮物小于lppm因此盐水需要送到中间罐沉降由中间罐流出的盐水经斜高位槽到道尔沉清桶在送到斜盘高位槽前要加聚丙乙酸钠的助沉剂在道尔依靠重力沉降除去钙镁的盐水经分水槽滤去有机物进入沙滤罐过滤最后经过反洗灌送到精制盐水泵储存com盐水二次精制在一次盐水生产中采用传统的道尔澄清桶砂滤器工艺时由于一次盐水不能满足螯合树脂的要求故应在树脂塔前增加炭素管过滤器对一次盐水进行过滤以达到进树脂塔的要求NaCl≤305±5gl Ca2Mg2≤10mg／l SiO2≤23mg／l Al≤002mg／l I≤01mg／l Ba≤01mg／l Sr≤25mg／l Fe3≤005mg／l Ni≤001mg／1 S042-≤5g／1 游离氯0 固体悬浮物≤1mg／l com．有机物≤10mg／1 PH9～11 树脂塔生产工艺又有三塔流程和两塔流程之分三塔流程占地面积大工艺复杂但始终也是两塔运行如A串BB串CC串A一塔再生等待以两塔串联生产一次盐水经加酸酸化调PH值为810进入精盐水贮罐用精盐水泵送至加热器预热至65℃由第一个树脂塔上部进底部出再进入第二个树脂塔上部底部出来后再进入加热器将盐水温度提高至7080℃送精盐水高位槽盐水出高位槽后加纯水调节NaCl质量浓度达每升约305gl左右进入离子膜电解槽如图再增加盐水贮罐用泵加压送入电解槽一生产指标对树脂塔操作的影响图231温度螯合树脂与钙镁的螯1过滤盐水2盐水进口分布器3离子交换树合反应是在一定温度下进行的温度高时脂床4盐水出口分布器5二次精制盐水螯合反应速度快树脂使用周期长但盐水温度过高大于80℃树脂的强度会降低破碎率升高将使树脂受到不可恢复的损伤要保证树脂良好性能的发挥应将进入树脂塔盐水温度控制在55～65℃2pH值在一定的pH值时钙镁等是以离子形式存在的以利于树脂进行螯合去除而当pH8时树脂去除钙镁离子的能力明显下降当pH11时镁离子易生成MgOH2胶状沉淀物进入树脂塔后会堵塞树脂孔隙大大降低了树脂的交换能力同时还会造成进入树脂塔内的盐水发生偏流增加压力降从而导致盐水中钙离子去除不彻底二次盐水中钙镁含量升高所以盐水pH值控制在8～103盐水流量盐水的供应量是根据电解生产能力对树脂塔的选型和塔内树脂填充量来确定的进入树脂塔的盐水流量取决于树脂塔的尺寸和需要的循环时间如果盐水流量过大则在树脂内停留时间缩短造成盐水在树脂塔内短路处理后的盐水中钙镁离子不合格如盐水流量降低树脂的使用时间延长但需要较大的树脂塔一般要求盐水流量应小于40BVhBV树脂的填充体积m3最佳流量为20BVh4盐水中Ca2Mg2浓度螯合树脂塔对盐水中的钙镁离子的吸附量随着浓度的升高而增加但当Ca2Mg2的质量浓度超过10mgL时树脂除钙镁离子的能力随钙镁离子浓度增加而降低这是因为螯合树脂的交换量是一定的盐水中钙镁离子来不及进行交换带入到二次盐水中使二次盐水中钙镁含量增加5盐水中游离氯游离氯的氧化性极强极易破坏螯合树脂的结构造成树脂不可恢复的中毒树脂性能急剧下降起不到螯合钙镁离子的作用故要求盐水中不能含有游离氯com电解工段从螯合树脂塔来的二次精制盐水进入阳极液循环槽的下部与阳极液混合[18]精制盐水的加入量根据阳极液的浓度进行控制用阳极液泵将阳极液打到电解槽的入口汇集管通过软管送到每个单元槽的阳极室中无离子水连续地进入阴极液循环泵的入口与阴极液混合被输送到电槽阴极液入口汇集管同时一部分碱液经冷却从汇集管通过软管进入每个单元槽的阴极室在直流电的作用下阳极液在阳极室被电解产生氯气钠离子部分迁移到阴极室同时阳极液中氯化钠浓度降低进入阴极室中的阴极液在直流电的作用下产生氢气同时接收从阳极室电迁过来的钠离子生成烧碱阳极液浓度升高阴极室中的阴极液和氢气混合物在强制作用和自然作用下迅速经过阴极室经软管导入出口汇集管气液分离阴极液部分溢流大部分与新加入的纯水混合经循环泵继续循环进入电解槽溢流出的阳极液经液封并加盐酸酸化后进入阳极液中间槽氯气与阳极液分离后经丝网除雾器进入氯气总管[14]送至氯处理工段溢流出的阴极液经液封进入阴极液中间槽氢气与阴极液分离后经丝网除雾器进入氢气总管送至氢气处理工段蒸发工段后面在论证从离子膜电解槽阳极室流出的淡盐水与氯气虽然在阳极液循环槽中进行了气液分离但是由于该部分淡盐水的pH值为20～25所以游离氯含量较高一般为700～800mgL由脱氯工序去除该部分游离氯后淡盐水才能回到一次盐水工段作为化盐水的一部分重新化盐淡盐水中含游离氯将对后续工段产生危害⑴游离氯对一次盐水的危害由于一次盐水工段的配水槽及管道都未防腐如果将含游离氯的淡盐水送往一次盐水工段不仅会腐蚀一次精制系统的设备和管道还会阻碍一次精制过程中沉淀的生成不能保证送往电解槽盐水的质量后果相当严重⑵对二次精制设备的危害由于阳离子交换膜对进槽盐水的特殊要求进槽盐水悬浮物SS的质量浓度应不高于1mgL而金属离子Ca2Mg2的质量分数应不高于2×10-8可经过一次精制后的盐水中的SS质量浓度不高于10mgLCa2Mg2的质量浓度不高于10mgL不能满足离子膜对进槽盐水的要求所以在离子膜法生产烧碱的工艺中增加了盐水的二次精制工序即将一次盐水通过碳素烧结管过滤器后使SS的质量浓度由不高于10mgL降至不高于1mgL再通过螯合树脂塔将一次精制盐水中的Ca2Mg2由质量浓度不高于10mgL降至质量分数不高于2×10-8⑶对碳素烧结管过滤器的危害如果一次盐水中含有游离氯它将与过滤器中的碳素管发生如下反应2ClO-CCO22Cl-反应后C被氧化破坏了碳素管的结构使过滤器的工作性能变坏甚至不能工作⑷对螯合树脂塔中螯合树脂的破坏如果送往二次精制工序的盐水中含有游离氯它会破坏螯合树脂的结构使之失去螯合作用树脂失去螯合作用后不能再吸附盐水中的金属离子使进槽盐水中金属离子超标导致离子膜电流效率的下降和槽电压的升高后果非常严重螯合树脂失去螯合作用后会变为褐色所以在日常生产中要注意巡检发现树脂变色应立即查找原因更换树脂从电解槽出来的85℃的湿Cl2经过HE-301换热后进入氯气洗涤塔在塔内用循环的氯水喷淋洗涤除去氯气中的盐雾和杂质并降低温度然后进入氯气鼓风机增压至19kPa再进入一段钛冷却器二段钛冷却器冷却后的氯气经水捕沫器除去大部分水雾后进入一段干燥塔二段干燥塔用998的浓硫酸吸收氯气中的水分使氯中含水降到15×10-5以下再经酸除雾器除去酸雾后经氯气压缩工序送往各用户氯气洗涤塔内的氯水用氯水泵打入氯气冷却器冷却后进入塔内循环喷淋洗涤生产中多余的氯水流入氯水贮槽再用泵送往淡盐水受槽一小部分去一段钛冷却器增湿浓硫酸从地下槽打入硫酸贮槽后用加酸泵打入浓酸冷却器冷却然后进入硫酸高位槽最后加到二段干燥塔内由溢流管流入一段干燥塔再溢流入稀酸罐稀酸罐内的硫酸用稀酸泵打入稀酸高位槽然后装车送出界区一二段干燥塔内的硫酸分别用硫酸泵打入硫酸冷却器冷却后进入塔内循环吸收氯气中水分工艺流程见下图306碱液由Ⅱ效蒸发器进入系统[8]预浓缩至38左右38碱液然后进入Ⅰ效蒸发器进行浓缩使质量分数达到48该48碱液经Ⅱ效碱液和循环水换热至38℃后进入成品碱罐其流程简图如图25蒸发浓缩流程简图23工艺条件com件的优化因为离子膜价格昂贵因此电解工艺条件尽量控制在最佳范围以保证离子膜能够长期稳定使用[17]⑴盐水质量盐水质量是离子膜电解槽能否正常进行的关键问题之一盐水质量对离子膜的寿命槽电压和电流效率有重要影响槽电压是离子膜电解槽运行的重要工艺技术指标控制好槽电压对降低离子膜电解槽运行成本稳定运行离子膜电解槽非常重要下面结合运行经验分析槽电压的影响因素离子膜单元槽电压可表示为ＶＶ0ＶｍＩＲ金ＩＲ液η阳η阴其中Ｖ槽电压Ｖ0理论分解电压Ｖｍ离子膜的电压降ＩＲ液溶液中的欧姆电压降ＩＲ金金属导体中的欧姆电压降η阳阴极过电位η阴阳极过电位从上式可知离子膜单元槽电压的影响因素很多主要有3项即膜电压降单元槽电压降结构电压降和溶液电压降膜电压降对槽电压的影响膜对槽电压的影响主要体现为各种工艺条件影响膜电阻[1]进而影响槽电压阳极盐水浓度电解槽正常运行时阳极液浓度对离子膜透水率影响显著水的迁移量随着阳极液浓度增加而减少当电流密度为3kAｍ2时阳极液质量浓度为200gL时水的迁移量大约为38molmol·Na水正常通过膜当阳极液质量浓度低于170gL时由于离子膜中羧酸层输水能力较磺酸层差随着阳极液质量浓度的降低水的迁移量增加水透过磺酸层而不能完全透过羧酸层积聚在膜中间使膜分层起泡导致膜电压升高槽电压升高阳极液质量浓度过高则使膜因缩水而收缩膜电阻升高槽电压升高阳极盐水质量离子膜制碱工艺中保证进槽盐水的质量非常重要它对槽电压电流效率膜的使用寿命等都有着非常显著的影响盐水质量主要指盐水中的离子含量离子膜用盐水经过二次精制进入电解槽盐水中含有Cａ2Mg2Si4Al3Sr2Fe3Ni及Ｉ-SO42-等离子电解时这些离子进入离子膜以金属氢氧化物硫酸盐硅酸盐仲碘酸盐等形式沉积在膜上使槽电压升高电流效率下降这些阳离子中Cａ2Mg2对膜的影响尤其明显当Cａ2Mg2从阳极侧进入膜中时与阴极侧反迁过来的OH-相遇达到CaOH2MgOH2的溶度积时就会沉积在膜内或膜表面堵塞膜内通道使离子不能正常通过膜导致槽电压升高电流效率下降阴离子Ｉ-SO42-单独存在时对离子膜影响不大但与其他金属阳离子共存时就会与其结合成硫酸盐仲碘酸盐沉积在膜或电极上降低电解槽电流效率使槽电压升高为了控制盐水中的离子含量要定期再生树脂塔定期添加树脂使二次精制达到最佳的效果⑵阴极中液氢氧化钠的浓度阴极中的氢氧化钠浓度与电流效率的关系存在一极大值既氢氧化钠浓度升高离子膜阴极一侧的含水率减少固定离子浓度增大因此电流效率增大但氢氧化钠的浓度继续增大膜中氢氧根离子浓度增大反迁移增强当氢氧化钠浓度超过36时电流效率明显下降氢氧化钠浓度升高时曹电压也升高因此长期稳定的控制氢氧化钠的浓度是非常重要的一般控制在30～35可通过阴极室加入的去离子水量来调节⑶盐水中加盐酸以及盐水与纯水-淡碱液的供应有时为了降低氯气中的含氧量可以在电解槽的盐水中加入少量盐酸以中和和阴极反迁移来的氢氧根离子但要严格控制阳极的pH值不低于2否则会因为加入过量的盐酸或搅拌不均匀会使离子膜的阴极室一侧羧酸层受酸化破坏其导电性早成电压急剧上升并使离子膜永久破坏如果生产上确有必要在盐水中连续加盐酸为防止离子膜损坏应采用连锁装置当盐水停止或电源中断时盐酸立即停止加入正常生产时应按要求连续向阴极供应纯水向阳极供应精盐水阴极液中的氢氧化钠浓度以加入的纯水量来控制加水太多氢氧化钠浓度低不符和生产需要加水太少氢氧化钠浓度太高电流效率下降实验表明当停止向阳极加水而连续通电的情况下会造成电流的效率永久性下降所以实际运转中一定要防止纯水供应中断停止向电解槽供应盐水也会引起电流效率的急剧下降槽电压上升因此在实际生产中盐水和纯水一定要保证连续供应一般盐水和纯水-淡碱液的循环系统要同供应直流电的整流装置连锁以保证稳定生产⑷气体压力如果阳极室的氯气和阴极室的氢气的压差变化[16]会使离子膜与电极反复摩檫而受到机械损伤特别是离子膜已有皱纹时更容易在膜上产生裂纹因此除了电极表面要做的光滑还要自动调节阳极室和阴极室的压差使其保持在一定的范围几乎所有的离子膜电解槽都是控制阴极室的压力大于阳极室的压力但也不能相差太大一般为1kPa因为如果将离子膜过分的压向阳极表面也会导致离子膜的损伤⑸操作温度离子膜在一定的电流密度下有一个取得最高电流效率的温度范围电流密度Adm2 10 20 30 温度范围℃ 6570 75-80 85-90 在此范围内温度升高会使电解槽阴极一侧的膜孔隙增大从而提高Na的迁移率即电流效率提高当电流密度下降时为了取的高的电流效率电解槽的温度也必须相应的降低因此在生产中根据电流密度电解槽的温度控制在70～90℃之间24工艺计算com算一盐水一次精制工艺条件表2-2原盐组成NaCl CaCl2 MgCl2 MgSO4 Na2SO4 不溶物 H2O C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 9510 030 030 020 030 060 320 11以生产5万吨48的液碱换算为每小时生产Xt100NaOH12回收盐水的组成淡盐水根据经验每生产1t100的NaOH需回水量48t100的NaOH210glNaOH0925glρ21135kgl13一次精盐水的组成假设经盐水的量为t100NaOH315gl02gl8873gl1203gl精制过程中水的损失8kgt100损失5kgt1001．4盐泥的组成及含量007t10010gl查表可得102kgL一输入物料计算以生产1t100为基准1的理论用量2×5852×182×402711000物料消耗14625kg450kg物料生成25kg8874kg2盐水精制过程①1111061002×58503G1物料消耗03459Kg0002865G1437kg物料生成100×0003×11100027G1413kg2×585×0003×111000316G1483kg②9580582×58503G1物料消耗0003G1459kg8095×0003G1000253G1387kg物料生成5895×0003G1000183G1280kg2×585×0003G195000369G1564kg③1208058142C3G102×G1302kg消耗NaOH的质量2×40×02×G11200133G1203kg生成MgOH2的质量58×02×G1Na2SO4的质量142×02×G11200237G1318kg④1422082332×585030237G10537821kg消耗的质量208×0537G114207866G11203kg生成的质量233×0537G114208811G113475kg生成的质量2×585×0537G114204424G1677kg3生成NaCl的衡算生成NaCl①②④0316036904424G10817G11724kgNaCl的输入量G1C1生成NaCl输出NaCl电解NaCl损失量废泥带出量根据NaCl物料平衡输入输出G1C1生成NaCl电解NaCl损失量废泥带出量0951G11724146255007×10解得G115294kg由此得①②③④反应中的数值4回收盐水带入的物料衡算回收盐水的量G248m3t100NaCl密度1135kgl回收盐水量48×1×1000×11355448kg含NaCl的量210gl×481008kg含水量925gl×484440kg5输入水量的计算输入水量食盐含水量补充量回收盐水带入量15294×32补充水量4440489补充水量44406输入NaCl的量输入NaCl化盐生成NaCl精制生成NaCl淡盐水的NaCl951×152941724100824799Kg二输出物料计算1精制盐水NaCl输出精制盐水NaCl盐泥带走NaCl损失NaCl315×G3075输入输出即24799315×G3507求出G37855t100NaOH精制盐水中NaClG3×315gl7855×31524744kg精制盐水所带Na2CO3G3×05gl393kg×02gl157kg×8873gl69701kg2废泥的输出量废泥中固体含量1482801347541321885Kg废泥中带出水量废泥总量-固含量007×1000×102-2188549515kg3水平衡的计算输出水量精制盐水带走量废泥带走水量损失量6970149515870276kg输入水量食盐含水量回收盐水带入量补充水量输入输出489补充水量444070276解得补充水量24387kg4精制过程消耗物料A②③过量的02G3253133×10-3gBNa2CO3①过量的05G343739827kgC④1203kg表23以生产1吨100烧碱为基准的一次精制物料计算平衡表输入kg 输出kg 食盐 14544 一次精制盐水 24744 459 69701 459 157 306 Na2CO3390 459 盐损耗 5 不溶物918 水损耗 8 489 废泥量 07 精制剂 746 49515 Na2CO3827 13475 1203 413 回收盐水 1008 428 4440 补充水 24386 不溶性固含量 918 合计 95436 95436 二二次精盐水物料衡算11工艺条件24744697017kg157kg390kg由于在一次精制过程中加有过量NaOHNa2CO3因次在二次精制时应将除掉所以加入31的HCl中和二次盐水出口的规格为NaCl302gL119KgL12二次精制时发生的反应①106732×5851844390消耗kg生成物的量2×585×39106430kg18×39106066kg44×39106162kg②4036558518157消耗157×36540143kg生成585×157402296kg18×157400706kg消耗盐酸总量①②2686143412kg生成①②43022966596kg生成水①②06607061366kg生成162kg应加入的盐酸溶液为412311329kg盐酸带入水量kg13输入物料总量一次盐水带入量反应生成量2474465962481kg总量一次盐水带入反应生成量补充水盐酸带入水量697011366补充水91714溶液总体积82152t质量V×82152×1190×100097761kg溶液总量总量总量977616970124811366917补充水解得补充水31446kg二次精制盐水245736kgt95676kgt表24以生产1吨100烧碱为基准的二次精制物料计算平衡表输入kg 输出kg 一次盐水 24744 二次精制盐水 24810 69701 71951 157 162 390 补充水 31446 合计 977772 加入31 1329 合计 977772 三电解的物料衡算1工艺条件11精制盐水的规格NaCl302glH2O8880glρ1190kgl12电解碱液的规格NaOH306H2O694ρ131kgl电解液的温度T180℃13淡盐水的规格NaCl210glH2O925glNaClO3后面可求14Cl2的规格Cl299O2空气15H2的规格H2998空气022．物料输入21精制盐水带入忽略杂质22电解过程的生成与消耗2×5852×182×402711000物料消耗14625kg450kg物料生成25kg8875kg23副反应的生成与消耗离子交换膜的阴极渗透到阳极的少量假设①离子交换膜渗透的的量003gl生产1吨100②并且认为反应④和⑤的烧碱用量相等③认为0003的与反应渗透的碱液质量0098kg①71185253650003×887500266Kg消耗的kg生成物kgkg②52540165851800197消耗40×001970015kg生成16×00197000788kg585×0019700288kg18×001970008865kg③365403551800137消耗40×01370015kg生成585×0137002196kg18×0137000675kg④3Cl26NaOHNaClO35NaCl3H2O21324010652925540098-0015-00152消耗0034kg003kg生成00151kg00414kg000765kg⑤718016117180034消耗003kg生成00068kg000765kg总的消耗0026600300300866kg生成00060004200102kg生成NaClO300151kg由于的循环不考虑衡算产品的量8875-008668874kg管道气体含99管道气体的总量89636kg管道氧的量001468kg管道空气量管道气体量--管道氧的量89636-8874-0014688945kg3输出物料31淡盐水NaCl1008kgH2O4440kgNaClO300151kg淡盐水总量100844400015154480151kg32电解液物料电解液总量326797kg其中含NaOH1000kgH2O216797kg33盐损失和水损失假设盐损失660kg由于盐损失导致溶液损失Vm3溶液损失总质量ρ×V1135×00314×10003564Kgρ1135kgl水损失的量盐水总量–盐损失3564-6602898kgcom蒸汽分压的计算700C～900C取800C阴极液含NaOH为306转换成溶解度即100g水中含NaOH4409g在800C时的蒸汽分压查《氯碱工业理化数据手册》有插入法求得蒸汽分压P18503mmHg蒸汽分压760-1850357497mmHg求得氢气带走的水402×187236kg阳极NaCl为210gL的溶解度为227查表得水蒸汽分压28912mmHg760-2891247088mmHg求得氯气带走的水量7675×1813815Kgcom算输入精盐水量补充水量97761Kg补充水量输出产品碱含量淡盐水湿Cl2湿H2损失盐水量氧气NaClO33267973565448001446888751381500151257236987461kg输入输出98746197761补充水的量解得补充水的量9851kg表25以生产1吨100烧碱为基准的电解工段物料平衡表输入kg 精盐水含量 97761 987461 补充水量 9851 输出kg 产品碱含量 326797 987461 淡盐水输出 5448 Cl2带走水分 13815 H2带走水分 7236 损失盐水量 356 氧气 001468 氢气的量 25 氯气的量 88744 四蒸发系统的物料衡算双效逆流蒸发41工艺条件输入306NaOHNaOH1000kgH2O226797kg42物料输入NaOH1000kgH2O226797kg43输出31输出48NaOH1000kgH2O108333kg蒸发水量H2O226797-108333118464kg表26以生产1吨NaOH为基准的蒸发工段物料平衡表输入kg 输出kg 306NaOH H2O226797 48NaOH NaOH1000 H2O108333 NaOH1000 蒸发水量 118464 合计 326797 合计 3326797 com能量衡算一盐水的第一次精制表27化盐过程的工艺参数输入 输出 原盐Q1 回收盐水Q2 NaOHQ3 Na2CO3Q4 BaCl2Q5 补充水Q6 化盐蒸汽Q7 水损失Q8 废泥Q9 不溶物Q10 盐损失Q11 热损失Q12 一次盐水带出热量Q13 20℃ 30℃ 20℃ 20℃ 20℃ 20℃ 4kgcm3 60℃ 60℃ 60℃ 60℃ Q12 60℃ 1能量输入11原盐带走入量 查表得CPNaCl02077kcal∕kg·℃NaCl的溶解热-1281kcal∕molG114544kg固态NaCl的能量CP1NaCl×G1×△t×4187△t以0℃为基准02077×14544×20×418725296kJNaCl溶解产生的热量-1281×4187×1000×14544585-133346kJQ1固态NaCl的能量NaCl溶解产生的热量25296–133346-108050kJ12回收盐水的热量回收盐水中NaCl的百分含量185查表得185NaCl的热容CPNaCl0847cal∕g·℃Q2CPNaCl×m×△t×41870847×5448×30×41875796218kJ13NaOH带入的热量查表得NaOH热容CPNaOH03654kcal∕kg·℃NaOH的溶解热1018Kcalmol固态NaOH带入的热量CPNaOH×G×△t×418703654×746×20×41872283kJNaOH溶解产生的热量1018×746∕40×1000×418779493kJQ3固态NaOH带入的热量NaOH溶解产生的热量2283-79493-7721kJ14Na2CO3带入的热量取CP4Na2CO3025kcal∕kg·℃Na2CO3溶解热557kcal∕molNa2CO3带入热量025×827×20×41871731kJNa2CO3溶解产生的热量557×827∕106×1000×4187 18195kJQ4Na2CO3带入热量Na2CO3溶解产生的热量1731-18195-16464kJ15BaCl2带入的热量BaCl2比热CPCaCl20418kJ∕kg℃BaCl2溶解热24kcalmolQ51203×0418×2024×4187×12032081006061012kJ16补充水的热量查表得CP6H2O4183kJ∕kg·℃Q6CpH2o×m×t4183×25387×202125907kJ17化盐蒸汽带入热量查表得4㎏∕cm2的蒸汽温度t71427℃而出口盐水温度为60℃1427℃时蒸汽的H16539kcalkg1427℃时水的H21435kcalkg60℃时水的H35998kcalkg∴1427℃时蒸汽变为1427℃时水的热量变化q1H1-H2×4187×m72137m71427℃时水变为60℃时水的热量变化q2H2-H3×4187×m73497m7Q7q1q224867m72能量输出21水损失带走的热量4178kJkgkm损8kgt60℃4178×8×6020054kJ22废泥带走的热量由于固含量很少可以忽略H2O为主要成分以水的比热计算714×4178×601789855kJ23不溶物带出的热量假设不溶物的比热为kcalkg℃Q10918×05×4187×6011531kJ24盐损失带走的热量℃m5kgQ1102077×5×60×41872609kJ25热损失假设热损失为1Q121Q入26一次盐水带出的热量一次盐水中Nacl的含量2618t60℃查表得Cp08098calkg℃Q13944997×60×08098×41871922490kJ3热量衡算Q入Q1Q2Q3Q4Q5Q6Q7-1080505796218-7721-164641012212590724867m7674896724867m7Q出Q8Q9Q10Q11Q12Q1320054178985511521260967489624867m719224901950557924867m7由平衡可知Q入Q出解得m751818kg表28以生产1吨100烧碱为基准一次盐水热量平衡数据表输入kJ 原盐Q1 -108050 总输入热量19634549 回收盐水Q2