烧碱工艺设计实习报告1万字

前言
1.内容
离子膜法制烧碱就是采用离子交换膜法电解食盐水而制成烧碱（即氢氧化钠）。其主要原理是因为使用的阳离子交换膜，该膜有特殊的选择透过性，只允许阳离子通过而阻止阴离子和气体通过，即只允许H＋、Na+通过，而Cl－、OH－和两极产物H2和Cl2无法通过，因而起到了防止阳极产物Cl2和阴极产物H2相混合而可能导致爆炸的危险，还起到了避免Cl2和阴极另一产物NaOH反应而生成NaClO影响烧碱纯度的作用。
主要原料：饱和食盐水，但由于粗盐水中含有泥沙、Ca2+、Mg2+、Fe3+、SO42-等杂质，远不能达到电解要求，因此必须经过提纯精制。
离子交换膜法电解制碱的主要生产流程：精制的饱和食盐水进入阳极室；纯水（加入一定量的NaOH溶液）加入阴极室，通电后H2O在阴极表面放电生成H2，Na+则穿过离子膜由阳极室进入阴极室，此时阴极室导入的阴极液中含有NaOH；Cl－则在阳极表面放电生成Cl2。电解后的淡盐水则从阳极室导出，经添加食盐增加浓度后可循环利用。
阴极室注入纯水而非NaCl溶液的原因是阴极室发生反应为2H++2e－=H2↑；而Na+则可透过离子膜到达阴极室生成NaOH溶液，但在电解开始时，为增强溶液导电性，同时又不引入新杂质，阴极室水中往往加入一定量NaOH溶液。
2. 国内的发展状况及瓶颈
长期以来，一说到离子膜烧碱的发展，技术困境总是被摆在最前面。不可否认，久而久之，好象影响离子膜烧碱健康发展的就只有一个技术问题。离子膜生产技术掌握在少数发达国家手中，这是中国氯碱行业的一块心病，威胁到我们产业的安全。但是，从离子膜烧碱的发展来看，国内企业所面临的远不只是技术问题。
隐忧一：使用超前，研发滞后 在当前环保要求严格、油价上涨、能源紧缺的形势下，发展离子膜法烧碱已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，绝大多数企业将离子膜法装置作为扩建和新建氯碱装置的首选，因此，国内离子膜法烧碱的发展十分迅速。
目前，国内离子膜法烧碱生产厂家全国共86家，产能排前4名的企业离子膜法烧碱产能均超过了20万吨/年，2009年底前还有3家企业的离子膜法烧碱产
我国离子膜法烧碱发展十分迅速，彻底淘汰了水银法烧碱和部分石墨阳极隔膜法烧碱，大大提升和优化了我国氯碱工业的产品结构，促进了相关工业的迅速发展。目前，世界上能生产离子交换膜法氯碱电解槽的7个生产厂其中包括北京化工机械厂生产的电解槽在国内均有使用厂家，代表当前离子膜法最先进水平的高电流密度、低电流消耗、大单元面积、自然循环工艺的电解槽在我国已有企业采用。
但专家指出，与世界发达国家的先进水平尚有一定差距，国内离子膜烧碱行业在某种程度上存在着“使用超前，研发滞后”的问题。 目前国内离子膜法烧碱扩能速度过快，规划存在盲目性。得益于下游产品的市场行情好，和因企业缺盐、缺电限产造成的供不足需，国内烧碱市场出现了近几年少有的火爆行情，其中离子膜法烧碱企业的规模也呈现飞速增长的趋势。但是随着大批新建、扩建装置的投产，烧碱下游产品及离子膜法副产品利用技术的发展速度跟不上，这种行情将不复存在。一些企业，特别是新建装置的企业，对上、下游市场及竞争环境缺乏长远、全面的分析，新增如此多的装置将使原本已过剩的烧碱市场更加不堪重负。另外，从全球的氯碱发展形势看，全球范围内烧碱过剩和产品同质化趋势使市场竞争变得更加激烈，这是各烧碱出口国面临的共同问题。而这也从另外一个方面制约了烧碱行业，特别是离子膜法烧碱的进一步发展。
特别值得一提的是，扩能速度如此之快，而所用离子交换膜却全部要依靠进口。离子交换膜是离子膜法烧碱的核心要素之一，目前，我国已建成投产的离子膜法烧碱装置所用离子交换膜仍全部依靠进口，且价格昂贵。进口离子膜按800美元/平方米计，平均2.5年为一更换周期，大约每年需要购膜费用折合人民币约2.756亿元，不但增加了离子膜法烧碱的生产成本，而且受制于人。
隐忧二：能耗高，膜使用寿命短 过去世界各国生产高纯碱都采用水银法。而上个世纪80年代发明了离子膜电解法，因其兼有环保和节能等特性，从90年代开始在世界氯碱行业范围内得到了广泛的推广，在目前几种电解工艺中占据的位置。在我国离子膜法烧碱所占比例也在逐年提高，到目前为止已经超过隔膜法，成为我国烧碱生产的主要工艺之一。
在离子膜烧碱大规模新增、扩建的浪潮中，更令人担忧的除了技术之外还有很多：虽然我国离子膜法烧碱生产装置在增多,装置技术水平在提高，少数企业的运行指标很先进，但总体运行水平并不高,如电耗、原盐消耗等，离子交换膜的使用寿命与国外先进水平相比还有较大差距。
装置连续运行时间短，离子交换膜使用寿命不够长。我国采用离子膜法电解技术装置(无论是国外引进技术，还是国产化技术)已近20年，除少数几家技术水平、管理水平较高的企业之外，能够连续运行3个月以上的装置很少，各装置全年计划外停车次数少则几次，多则十几次，甚至达数十次。而国外发达国家先进水平的企业大多计划外停车全年只有二三次。同样的电槽，同样的膜，同样的电解工艺，我国的膜寿命一般只有2～4年，平均2.5 年，而国外的膜寿命可达3～6年，甚至更长。我国计划外故障停车次数每年如能保持在二三次，则离子交换膜寿命有望超过4年。
能耗高于国外先进水平。我国离子膜法烧碱的平均电耗2286kW•h/t，与国外先进水平相差17%～43%。2011年，我国离子膜法制高纯烧碱的蒸汽消耗平均为0.67吨(折标煤95.7千克)。有些厂家未经蒸发而直接按30%液碱出售，而日本的蒸汽消耗只有0.343吨(折标准煤49千克)，综合能耗国内平均水平比国外高31%左右。
盐耗也远高于国外先进水平。国外离子膜法烧碱的盐耗一般在1.5吨以下，国内盐耗一般在1.55～1.60吨，甚至有些厂高达1.67～1.76吨，相差50千克左右。
隐忧三：未来市场不容乐观 据全国氯碱工业信息中心统计，2010年，是国内新建、扩建装置投产的高峰期，预计在原有基础上还会新增产能261万吨；到2011年，扩产高潮稍有降温，但预计还会有合计产能达99万吨的装置投产，若规划中的几个重量级项目现在或稍后开始建设，2011年投产装置规模甚至还将超过2010年。而在新建和扩建装置中，离子膜法装置占绝对优势。
3.发展趋势
分析显示，目前，包括离子膜法装置在内的国内新建和扩建氯碱装置主要有以下特点：
一是原有大型企业加紧扩产。2010年，齐鲁石化氯碱厂投产了20万吨／年离子膜烧碱装置，其烧碱年产能力达到46万吨，位居全国首位。2011年，天津大沽化工有限责任公司14万吨／年离子膜烧碱装置投产后，烧碱年产能力也将达到46万吨。到2012年，上海天原的36万吨／年新装置投产后，其烧碱年产规模将达到76万吨，将重居国内首位。据预测，到2012年，天津大沽化工有限责任公司烧碱年产能力也有可能超过50万吨。目前，国内排名第5的巨化股份有限公司电化厂还将有扩建装置投产。
二是新建装置中大项目多。如内蒙古亿利化学工业有限公司原规划项目年产规模为50万吨，宁夏西部聚氯乙烯有限公司规划项目年产规模为30万吨，陕西金泰氯碱化工有限公司规划项目年产规模为30万吨，三友集团氯碱有限责任公司规划项目年产规模为30万吨。
三是原厂搬迁后装置规模大多扩大。随着国内城市建设速度加快，部分氯碱企业距离市区、居民生活区越来越近，已威胁到周围居民的人身安全，需要迁址重建。这一问题在江苏省显得尤为严重。江苏省有9～10家氯碱企业需要搬迁或正在搬迁，搬迁后的装置年产规模大多定为20万～50万吨。其他省份的一些氯碱厂目前也面临搬迁问题，而且也计划在搬迁时扩大规模。
四是原料丰富的地区新建装置。这一现象在山东省尤为突出。山东省盐业资源丰富，电力充足，建氯碱装置有明显的原料优势。据不完全统计，目前，山东省29家企业的氯碱年产能力合计达319．5万吨，2010年至2011年有30万吨／年扩建装置投产。除此之外，在2011年至2012年，预计山东省还将有5家企业（合计年产规模37万吨）加入到氯碱行业。我国西部地区有丰富的煤炭、石灰石、天然气等资源，一批大规模氯碱项目正在建设或筹建，其中包括内蒙古亿利化学、宁夏西部聚氯乙烯、山西阳煤集团、陕西金泰、内蒙古晨宏力、内蒙古吉兰太等。
五是下游产品市场广阔的地区建氯碱厂。这点值得其他氯碱企业关注。如电解铝是烧碱的主要下游产品之一，铝资源丰富的河南、广西均有新的氯碱装置正在建设中。由于烧碱市场的区域特征明显，这些装置的投产将对周边地区的原氯碱企业带来冲击。
根据目前我国烧碱消费水平和氯碱装置的现状，金属阳极隔膜法电解槽和离子膜法电解槽将会在今后较长时间共存(少则10年，多则20多年)。因为我国大部分DSA槽目前仍占有主导地位，而且扩张式金属阳极隔膜法电解槽具有相当的先进水平和竞争力，企图短期内全部用离子膜槽转换或淘汰DSA槽是不现实的，也是极大的浪费。在目前国内市场消费情况下，除合成纤维、医药、试剂、水处理和石油化工等部门外，多数用户如造纸、肥皂、冶金、玻璃、化学品等行业在考虑生产成本的同时，只要隔膜法烧碱能满足使用要求，没有必要使用离子膜法烧碱。目前离子膜法烧碱产能完全能满足国内对高纯碱的需求，随着电解技术进步和创新发展，未来几年即将问世并可商品化的更加先进的氧(空气)阴极离子膜法烧碱，吨碱电耗只有1600千瓦时，对我国目前采用的活性阴极离子膜法烧碱的企业将是严峻的挑战。 专家建议，国家要高度重视，下大力量自主研发或花费大量外汇直接引进国外先进制膜生产技术和装置，组织强大的科技力量，加大资金投入，对树脂合成、制膜工艺、膜表面处理、电槽考核和工业性试验等进行一条龙攻关，尽快实现我国氯碱生产用离子交换膜的国产化、规模化生产。据了解，离子交换膜的研发早已列入国家重点科研项目。作为国家“863”计划的重大科技攻关项目——500吨/年全氟离子交换树脂和离子膜项目已在山东东岳国际氟硅材料工业园动工建设，这将对我国氯碱行业产生重大影响，使我国成为继美国、日本之后的第3个能够生产全氟离子交换膜的国家。
国家应实施总量控制，在我国未掌握制膜技术之前，根据国内实际情况，适时适度发展离子膜法烧碱。对于用来淘汰落后的石墨阳极和固定盒式金属阳极隔膜法电解装置的离子膜法烧碱项目应予以大力支持，对于国家重点新建大型离子膜法烧碱项目，必须采用先进的离子膜法电解技术，以增强国际市场竞争力，提升我国氯碱工业的技术水平。同时，专家建议，我国今后新建、扩建离子膜法烧碱装置应由以国外引进为主逐步转向以国产化为主。
第一章 化盐工段
1.1工艺原理
将固体原盐(或搭配部分盐卤水)与蒸发工段送来的回收盐水、洗盐泥回收的淡盐水，按比例掺和、加热溶解成含氯化钠的饱和水溶液，同时按原盐中杂质含量连续加入适量的精制剂(氢氧化钠、碳酸钠和氯化钡等)，使盐水中钙、镁、硫酸根等杂质离子分别生成难溶的沉淀物，然后加入助沉剂(聚丙烯酸钠等)。经过澄清、砂滤得到一次盐水，一次盐水经中和、过滤、树脂吸咐等步骤制得质量合格的精盐水，按需要源源不断地输送给电解工段。一般1t碱需要1.5t盐（理论比例为1：1.462）。
基本化学方程式：CaCl2+NaCO3=CaCO3+2NaCl CaSO4+Na2C03=CaC03+2Na2SO4
MgCl2+2NaOH=Mg(OH)2+2NaCl FeCl3+3NaOH=Fe(OH)3+3NaCl
Na2SO4+BaCl2=BaSO4+2NaCl
1.2主要工艺指标

入槽盐水含NaCl≥315g／L
盐水过碱量NaOH 0.07～0.15 g/L
Na2CO 3 0.25～0.35 g／L
盐水中钙、镁总量 ≤5mg／L
盐水中硫酸根含量 ≤5g／L
澄清桶入口盐水温度
l与4季度48士3℃
2与3季度50±3℃
入槽盐水铵含量 无机铵≤1mg／L 总 铵≤4mg/L
盐水透明度≥900mm(十字观察法)
排放盐泥中含 NaCI≤8g／L
入槽盐水pH控制值
8～10(微碱性盐水入槽)
约7(中性盐水入槽)
约4(酸性盐水入槽)
烟道气制纯碱中含NaOH ≤3g／L

1.3工艺流程
图1—1为盐水精制工艺流程。固体食盐从盐仓内用铲车l将盐送入盐斗2，经皮带运输机3卸入化盐桶4。盐卤水、蒸发工段回收盐水和洗盐泥回收的淡盐水，按比例搭配用泵6送到化盐桶4内进行化盐操作，经过桶底配水管均匀流出，沿化盐桶内盐层逆流而上将食盐溶解制成饱和的粗盐水，从化盐桶上部溢流而出。出化盐桶的粗盐水与精制剂碳酸钠、氯化钡及蒸发回收盐水中的氢氧化钠发生化学反应，使溶解在粗盐水中的钙、镁、硫酸根等杂质离子生成不溶解于水的氢氧化镁、碳酸钙、硫酸钡等沉淀物而悬浮在粗盐水中。
与精制剂反应后的粗盐水靠位差进入澄清桶8，为了加速澄清,在进入澄清桶前添加助沉剂,使悬浮物沉淀颗粒凝集增大加速澄清。澄清后的清盐水从澄清桶上部溢流入砂滤器l1，盐水通过砂滤层之后，盐水中所夹带的少量细小悬浮物颗粒被截留。出砂滤器盐水含钙、镁杂质量可降到5mg／L以下，即一次盐水。然后进入中和罐12,加盐酸中和过剩碱量,再进入精盐水贮槽13,用泵19送往盐水高位槽供电解工段使用。澄清桶底部排出的盐泥定期排放回收。
1.4主要设备及作用和工作原理
1.4.1化盐桶
化盐桶的作用是把固体原盐、部分盐卤水、蒸发回收盐水和洗盐泥回收淡盐水，按比例掺和，并加热溶解成氯化钠饱和溶液。
化盐桶一般是钢板焊接而成的立式圆桶，其结构见图1—2。化盐水由桶底部通过分布管进入化盐桶内。分布管出口均采用菌帽形结构防止盐粒、异物等进入化盐水管道造成堵塞现象。在化盐桶中部设置加热蒸汽分配管，蒸汽从分配管小孔喷出，小孔开设方向向下,可避免盐水飞溅或分配管堵塞。在化盐桶中间与还设置有折流圈，折流圈与桶体成45度角．折流圈的底部开设用于停车时放净残存盐水的小孔。折流圈的作用是避免化盐桶局部截面流速过大或化盐水沿壁走短路造成上部原盐产生搭桥现象。折流圈宽度通常约为150～250mm。
化盐桶上都有盐水溢流槽及铁栅，与盐层逆相接触上升的饱和粗盐水，从上部溢流槽溢流出，原盐中常夹带的绳、草、竹片等漂浮性异物经上部铁栅阻挡除去。
1.4.2澄清桶
澄清桶的作用是将加入精制剂后反应完全的盐水，在助沉剂的帮助下，使杂质沉淀颗粒凝集变大，下沉分离。澄清后的清盐水从桶顶部溢流出，送砂滤器作进一步精制过滤，桶底部排出的盐泥送三层洗泥桶，用水洗涤回收其中所含的氯化钠。
盐水中钙、镁等不溶物悬浮颗粒在加入助沉剂后起凝聚作用，颗粒增大，被截留到桶底定时排出。澄清后的清盐水从桶底部缓缓向上，经桶顶部环形溢流槽汇集后连续不断流出。
1.4.3砂滤器
砂滤器的作用是把澄清桶送来的澄清盐水经砂滤层过滤，进一步除去清盐水中微量悬浮性不溶杂质，提高进电解槽的盐水质量，确保电解工段对高质量入槽盐水的要求。
第二章 电解工段

2.1金属阳极电解工段
2.1.1工艺原理
把化盐工段用泵输送来的符合质量要求的精盐水,经高位槽稳压及预热器预热后送入电解槽,同时输入由变电工段送来的直流电进行电化学反应。根据操作规程和工艺条件,确保电解槽正常安全运转。电解过程中产生的氯气与氢气分别导入各自的总管,汇集送氯、氢处理工序，进一步处理加工。生成约含氢氧化钠11％的电解液流入总管汇集电解液贮槽,经碱泵送蒸发工段进行蒸发浓缩。
反应方程式如下

2.1.2主要工艺指标

单槽氯中含氢量 ≤1．0％ 氯气总管中含氢量 ≤O．4％
单槽氯中含氧量≤3．0％
氯气总管中含氧量 ≤3％
电解液总管浓度 130±5g／L
单槽电解液浓度 90～140g／L
氧气总管氢纯度≥98％
电解槽槽温 80～105℃
氯气总管压力 0～－50Pa
氢气总管压力 0～50Pa
对地电压偏差(总电压) ≤10％
电解槽阳极电流效率 ≥90％

2.1.3工艺流程
图2－1－1为金属阳极电解流程图。电化盐工段送来含氯化钠315g／L以上、质量合格的精制盐水送至盐水高位槽1,高位槽内盐水液面维持恒定，以保持一定的静压力。经一段盐水预热器2内与来自电解槽出口的湿热氢气(氢气总管温度约85℃)进行热交换，温度可提高8～10℃，然后再进入二段盐水预热器,用蒸汽进一步补充加热盐水，加热到盐水温度在60～80℃间，再经盐水总管、支管连续均衡地分别送入各台电解槽5进行电解。电解生成的氯气从电解槽盖顶部支管导入氯气总管，送到氯气处理工段.氢气从电解槽阴极箱上部支管经断电器断电后汇集入氢气总管，经一段盐水预热器预热盐水降温后送氢气处理工段。生成的含氢氧化钠11％的电解液经碱液断电器断电后从电解槽下侧流出导入电解液总管，汇集于电解液贮槽6中，再经泵7输送到蒸发工段进行蒸发浓缩。
2.1.4主要设备及作用
金属阳极电解槽是隔膜电解槽的两大类型之一，其结构如图2－1－2。隔膜电解槽是隔膜法电解食盐溶液制取氯气、氢气、烧碱的主要设备。是我国发展比较成熟的一种技术。隔膜电解槽示意图如图2－1－3。
电解槽主要由槽盖、阴极箱、阳极组合件三大部分组成。
金属阳极电解槽的槽盖多数采用钢板焊接制成，内衬橡胶防腐蚀层。在槽盖的顶部有氯气出口孔，侧面有盐水注入口，槽盖前侧面装有液面计便于掌握电解槽内盐水液位高低。槽盖上还装有氯气压力表和取样孔。
阴极箱是由阴极铁丝网袋`钢板外壳和阴极导电钢板组合成一个完整的阴极导电系统。在阴极箱的外壳下端有电解液导出管，上方有氢气出口管。
金属阳极电解槽阳极组合件是由钛-钢-铜三板叠合组成，上层2mm钛板作为防腐 蚀层，中层20mm钢板作支撑层,下层16mm铜板作为阳极导电板．涂有钌层的钛阳极片通过铜螺丝、铜螺母联接固定在下层阳极铜导电板上,电流由此导入。
槽盖与阴极箱、阻极箱与阳极组合件之间可用“陶泥沥清软封料”外围麻绳进行密封以免盐水泄漏,也可采用橡胶垫片加绝缘螺栓联接密封。
2.2离子膜工段
2.2.1工艺原理
以食盐水为原料的离子膜法电解工艺，因离子交换膜性能要求，进离子膜电解槽的盐水质量必须严格控制，不然将影响离子交换膜性能的发挥和使用寿命以及产品的质量。因此本工段的任务是：
(1)将送来的一次精制盐水再经过一次精密过滤，使盐水中的悬浮物达到≤1PPm，送二次精制；
(2)将上述过滤后的合格盐水，经二次精制处理即采用树脂吸咐（使用过的树脂经处理后再生），使盐水中的ca2+、Mg2+杂质含量达到≤20ppb，送离子膜电解槽；
(3)合格的二次精制盐水在电解槽内经通电电解，得到合格的氢氧化钠，然后经冷却、计量后送成品槽；
(4)电解副产品氯气和氢气，分别送氯处理和氢处理后．生产相应的氯、氢产品；
(5)食盐水经电解后流出的淡盐水，经脱氯装置除去盐水中的游离氯，使游离氯含量达到标准，然后将脱氯后合格的淡盐水送回化盐工段再化盐使用。
2.2.2主要工艺控制指标
1、经盐水过滤器一次精制盐水质量指标

NaCI 310～31 5g／L
NaOH ≤0．6g／L
Na2CO3 ≤0．5g／L
Ca+Mg ≤10ppm(以CaO计算)
Sr ≤2．5mL／L
Ba ≤0．1ppm
Fe ≤0．1ppm
Si02 ≤15ppm
ClO3- ≤10g／L
SO42+ ≤4g／L
Hg ≤10ppm
S(含悬浮固体重) ≤10ppm
其它的重金属 ≤0.2ppm
个别金属①Al ≤0.1ppm
②Mn ≤0.05ppm
③Cr ≤0.05ppm

2、进螫合树脂塔过滤盐水质量指标

(1)NaCI 310~315g／L
(2)pH 9士0．5
(3)温 度 60-士5℃以上
(4)Ca+Mg 5ppm(按照CaO)以下
(5)Sr 2.5mg／L(按照Sr)以下(6)Ba 0.1ppm以下
(7)Fe 以下
(8)SiO2 15ppm以下
(9)ClO- 不存在
(10)CIO3- 10g／L以下
(11)SO42- 4g／L以下
(12)S 1ppm以下(但不含有Ca、Mg、Sr等固态物)
(13)Hg 10ppm以下
(14)其它重金属 总共 0.2ppm以下
个别金属 ①A1 以下
②Mn 0.05ppm以下
③Cr 0.05ppm以下

3、进离子膜电解槽二次精制盐水质量指标

NaCI 31 0-31 5g／L
Ca+Mg ≤20ppb(以Ca计算)
Sr ≤
Ba ≤0.1ppm
Fe ≤0.1ppm
SiO 2 ≤15ppm
CIO3- ≤10g／L
SO42+ ≤4g／L
其它重金属总量 ≤0.2ppm
个别金属： ①AI ≤0.1ppm
②Mn ≤0.05ppm ③Cr≤0.05ppm

4、出离子膜电解槽各物料质量指标

(1)氢氧化钠 33士0.15％
NaCI／NaOH ≤80ppm
Fe2O3 ≤8ppm
(2)氯气
CI2 ≥97％
含02 ≤2．5％
含氢 ≤0.1％
(3)氢气H2 ≥99％
(4)淡盐水
NaCI 210士10g／L
pH 2～4
CIO- ﹤2g／L

5、出脱氯塔淡盐水质量指标
NaCI 210土10g／L pH 7～8
6、各操作压力

炭素过滤器操作压差 <0.2MPa
清洗加压操作压力 0.45MPa
螯合树脂塔压差 <0.12MPa
电槽阴极大于阳极压力 100mmH2O
C12压力 0士10mmH2O
H2压力 100~10mm H2O
脱氯鼓风机压力 900-1100mm H2O
7、各操作温度
一次精制盐水温度 >45℃
过滤盐水温度 60士5℃
电槽槽温 85士3℃
脱氯塔回收氯冷却温度 ＜40℃
吸收液苛性钠温度 ＜40℃
（三）工艺流程
图2－2－1为离子膜法制碱工艺流程图。原盐经溶解、反应、沉清．砂滤后，制成一次精制盐水，该一次精制盐水进入本工段后，加入适量的亚硫酸钠以除去微量的游离氯，同时加入适量的α-纤维素助滤剂，然后用泵送入盐水过滤器进行过滤，经过滤后的盐水，其悬浮物含量达到规定指标≤lppm，再经加热使温度达到60士5℃，并用pH自控调节使pH控制在9士0．5。将上述符合质量指标的盐水,用泵送入螯合树脂塔进行螯合处理．使盐水中Ca2+、Mg2+杂质含量达到20ppb以下，此盐水称二次精制盐水。二次精制盐水再经加热,用泵送离子膜电解槽阳极侧．加热温度视电解槽槽温而调节，一般冬季比夏季高一些．以保证槽温稳定在85士31°C。在电解槽的阴极侧，加入与碱浓度相当的纯水量．以保证产品浓度稳定在规定的指标范围内(30～35％)。在直流电作用下经电解，在阴极侧流出规定浓度的氢氧化钠，经冷却、计量后送入成品贮槽或再经蒸发浓缩到规定浓度；在阴极侧上方，放出副产品氢气送氢处理工序。在电解槽的阳极侧．经电解后的淡盐水流入贮槽。经加酸用pH自动调节计使pH调节在2左右，以使大部分的氯酸盐和次氯酸盐分解，分解出的氯气并入总管，淡盐水再用泵送入脱氯塔。经脱氯后合格的淡盐水则用泵送回化盐工段再使用．脱氯如是采用真空脱除．则脱出的氯气并入氯总管；如是用空气吹除的，则脱出之氯气需用20％的氢氧化钠进行循环吸收，制成10％的次氯酸钠．在阳极侧上部放出的氯气，则送入氯气处理工段。
（四）主要设备及作用和工作原理
1、盐水过滤器
盐水过滤器的作用是使一次精制盐水经过滤除去所含微量悬浮物，指标为≤1ppm。离子膜法制碱工艺中，要求盐水中的悬浮物含量控制在1ppm以下。以防止盐水中所含微细悬浮物引起膜的堵塞而导致槽电压上升。然使用传统的砂过滤器，盐水中的悬浮物含量一般在5~10ppm．因此，必须再经过一次精密过滤。实习工厂采用碳素管式过滤器。
碳素管过滤器的外壳由钢衬橡胶防腐层．内部由多组炭系管均匀固定在花板上．其结构见图2－2－2所示。碳素管式过滤面积由生产能力大小而定一般年产l万吨规模的过滤面积约在7～8m2，使用寿命在8～10年。
碳素管式过滤器由纯凝经烧结后制成，外径120mm，内径70mm ，长度500mm，为圆筒状元件。
碳素管式过滤器的特点是经一定时间使用后，可经再生恢复重新使用。
碳素管的过滤原理见图2－2一3。一次精制盐水从圆筒的外部流入圆筒的内部进行过滤．悬浮物在碳素管外被截流。为了保持的过滤精度．首先在碳素管外先预涂上一层助滤剂，预涂层的厚度约为2~3mm，同时采用助滤剂添加方式，使定量的助滤剂与一次精制盐水混合后送过滤器过滤，过滤时初始阻力0.02MPa，随着盐水中悬浮物的积累，其阻力逐渐上升，当升到0.15～0.20MP时，应停止使用予以清洗再生．但如当盐水中悬浮物含量低时，即使压力未上升到0.15-0.20MPa，而使用时间达到48小时；则也需停止使用予以清洗再生，以保持长久稳定地运行。碳素管的清洗再生，是将清洗液从管内向管外反洗，并通入0.45MPa的压缩空气，当迅速打开专用排液阀时，盐水因受到压缩空气的压力迅速由管的内侧流向管的外侧，同时将炭素管外的预涂层和被截留的悬浮物滤饼，同时从过滤管上脱落除去，然后经过各步清洗，则可完全恢复原有性能而重复使用。
2、螯合树脂塔
螯合树脂塔通常是二台或三台串联使用，其作用是将一次精致盐水中Ca2+、Mg2+杂质含量降低到20ppb以下，以符合离子膜工艺的需要。
螯合树脂塔的外壳由钢板制成，内衬特殊的低钙镁橡胶防腐层。塔内填装一定量的带有螯合基团的特种离子交换树脂，树脂的特点是对金属离子有极强的选择性。第二个特点是再生效率高，即在使用一定周期后，可通过酸、碱、纯水的清洗．将螯合的金属离子解脱恢复原有的交换容量，以重新再进行螯合处理。
在使用赘合树脂处理盐水中，必须注意下列二点：
(1)物料中不能带有氧化剂，
(2)物料中有能带有油状物。因油将使螯合树脂颗粒表面生成一层油膜．从而降低其离子交换的功能。
螯合树脂塔的结构如图2－2－4所示。
3、离子膜电解槽
离子膜电解槽是离子膜制碱生产工艺中的关键设备，它的作用是将进入的合格的二次精致盐水经通电电解，生产出低盐、高纯、高浓度的氢氧化钠产品．同时得到联产氯和氢气。其生产原理如图2－2—5所示。
离子交换膜电解食盐法，是用阳离子交换膜将电解槽隔成阳极室和阴极室，这层膜只允许钠离子穿透，而对氢氧根离子起阻止作用，另还能阻止氯化钠的扩散，从而达到生产低盐、高纯、高浓度氢氧化钠产品的目的。

第三章 氢气和氯气处理工段

从电解槽出来的湿氯气和湿氢气，温度约为80～90ْC，并为水蒸气所饱和。湿氯气具有强烈的腐蚀性，只有钛、玻璃、橡胶、玻璃钢（FRP）等少数材料可以耐湿氯气的腐蚀。另外为便于运输和使用，也需要对湿氯气进行加工处理。氢气的纯度虽然很高，可达99％以上，但含有少量的碱雾和大量的水蒸气，也需要进行处理。
本工段的另一重要任务是通过氯气和氢气的进出口回流量的调节来达到电解槽阳极室和阴极室的压力平衡，保证电解槽的安全运行。
3.1氢气处理
3.1.1工艺原理
来自电解槽的氢气进入氢气－盐水热交换器，氢气温度可降至50ْC左右，而盐水温度约能提高10ْC.这样使氢气中所带出的一部分余热得到 回收。冷却后的氢气再进入氢气洗涤塔内。用工业 上水对其进行洗涤和冷却，氢气中大部分杂质（盐雾和碱雾）及水蒸气被冷却水带走并排入下水道。氢气则从塔顶出来，经水气分离器分离后，由风机送到氢气柜或使用氢气的部门。
3.1.2工艺流程
图3－1－1是氢气处理流程图，来自电解槽阴极的氢气首先进入氢气洗涤塔，此塔为一空塔，内装数层喷淋装置，冷却水经喷水装置，自塔顶喷淋下来，与自塔底进入的氢气相遇，进行冷却和洗涤，氢气所带的大部分水蒸气和碱雾，便被洗涤下来，随同用过的冷却水一起排出。从洗涤塔出来的氢气分为两部分，一部分经过H2风机输送到冷却塔进一步冷却，然后由缓冲罐分配：到片碱工段作加热介质，到与Cl2反应以及到氢压站。另一部分由氢气压缩机输送到水雾捕集器，然后输送给用户使用。压缩过程中使用N2作保护气体。
3.1.3主要设备及作用和工作原理
1、水洗塔
将氢气中夹带的碱雾除去，同时降低气体温度，从而除去其中所含的大部分饱和水蒸气，使氢气得到初步净化。
2、捕集器
可减少冷却后氢气中残存的雾滴状冷凝水及碱雾，减少其对氢气压缩机的腐蚀。
3.2氯气处理
3.2.1工艺原理
氯气处理工段是氯碱生产厂中联接电解槽与用氯部门的工序，起着承上启下的作用，也是稳定电解槽正常运行、确保安全生产的重要环节。由食盐水溶液电解，其阳极产物是温度较高、并伴有饱和水蒸汽及夹带一定盐雾杂质的湿氯气，每吨气相的湿含量可达0.3381吨以上。这种湿氯气对钢铁及大多数金属有强烈的腐蚀作用，只有少量的稀土及贵金属或非金属材料在一定条件下才能抵御湿氯气的腐蚀，从而使氯产品的生产和气氯的输送发生困难。而干燥脱水的氯气在通常条件下对钢铁等常用材料的腐蚀是比较小的。详见表3-1。
表3-1氯气对钢铁腐蚀速率表
气相中含水分，% 年腐蚀速率，mm/a 气相中含水分，% 年腐蚀速率，mm/a
0.00567
0.01670
0.0206
0.0283 0.0107
0.0457
0.051
0.061 0.0870
0.1440
0.330 0.114
0.15
0.38
由表3-l可知，对湿氯气的脱水干燥是生产、输送、使用氯气过程所必须的。氯气处理的目的就在于除去湿氯气中的水分，使之成为含湿量甚微的干燥氯气，以适应氯气输送和氯产品生产的需要,由此可见,氯气处理的任务就是将电解槽阳极析出的饱含水蒸汽的高温湿氯气进行冷却除沫、干燥脱水、除雾净化,再压缩输送到各用氯部门,经过处理后,氯气中的含水量降至0．01％以下,基本不含酸雾,成为合格的氯气.除此之外还应调节湿氯气出电槽总管时的负压以及在紧急故障情况下将事故氯气进行处理,不使其外泄。
（二）主要工艺指标
1.压力

电槽出口总管压力—0.2~一0.3kPa 氯气透平机一段进口压力 0.085MPa
氯气透平机一段出口压力 0.035～0.042MPa（表压）
氯气透平机二段进口压力 0 .033 ～0.040MPa（表压）
氯气透平机二段出口压力0.1～0.12MPa（表压）
氯气透平机三段进口压力 0.08～0.10 MPa（表压）
氯气透平机三段出口压力 0.18 ～0.23MPa（表压）
氯气透平机四段进口压力 0.16 ～0.21MPa（表压）
氯气透平机四段出口压力 0.28 ～0.38MPa（表压）
密封室充气压力 2.5～3.5kPa（表压）
密封室抽气压力 －1～－2kPa（表压）
油过滤器出口压力 0.35M Pa（表压）
前轴承进口0.08～0.12MPa（表压）
后轴承进口油圧0.08～0.12MPa（表压）
增速箱进口油压 0.15～0.l8MPa（表压）
油封压力 70～150mm 油（表压）
贮气罐压力 0.6MPa（表压）以下
干燥密封气输出压力 0.05～0.1MPa（表压）
再生密封气压力 0.05MPa （表压）
泡沫千燥塔阻力降5.5～6.5kPa（表压）
工业水压力 0.12MPa以上

2.温度

Ⅰ段钛冷却器出口气相温度40℃以下
Ⅱ段钛冷却器出口气相温度11～14℃
出泡沫塔干燥后氯气温度<20℃
冷冻氯化钙溶液温度6~12℃
氯气透平机进机温度<20℃
氯气透平机一段出口温度<90℃
氯气透平机二段进口温度<38℃
氯气透平机二段出口温度<90℃

氯气透平机三段进口温度<38℃
氯气透平机三段出口温度<90℃
氯气透平机四段进口温度<38℃
氯气透平机四段出口温度<90℃
止推轴承温度45~50℃
前轴承温度45~50℃
后轴承温度45~50℃
增速器轴承温度40~45℃
前轴承回油温度35~45℃
后轴承回油温度5~45℃
增速箱回油温度45~50℃
润滑油温度20℃以上，<20℃无合闸讯号
电炉出口温度 150 —200 ℃
净化器出口密封气温度 40 ℃

（三）工艺流程
图3－2－1是氯气处理流程图。来自电解 槽阳极的高温湿氯气经湿氯气缓冲器的分配，进入工业水列管冷却器，由工业水进行冷却，使气相温度降至相 40℃ 以下，再进入盐水冷却器，用 6 ~10℃的氯化钙溶液进行冷却，使气相温度降至11~14℃。但气相温度不可降得过低，若低于10℃的话（如9.6℃），湿氯气易形成Cl2 8H2O 的氯水结晶物，从而使设备、管道结冰堵塞。经冷却后的气相进入水沫过滤器除去气相中夹带的游离水，再进入泡沫干燥塔。气相自下而上分别依次穿过五块塔板，与自上而下的硫酸在塔板上错流接触，进行吸收传质，气相中的水分被硫酸吸收掉，气相出泡沫干燥塔顶部时，已成为含湿量低于100PPm 的合格氯气。98％的浓硫酸经盐水冷却至 10 ℃ 后被送入浓酸高位槽，分二路进泡沫干燥塔。一路经节流调节进入泡沫塔第一块塔板（由上往下数），与氯气接触吸收微量水分，由外溢流进入泡沫塔第二块塔板，再与氯气接触吸收微量水分，外溢流经液封去循环槽，由循环泵抽吸经硫酸冷却器冷却后再去浓硫酸高位槽，循环使用，另一路经节流调节进入泡沫干燥塔第三块塔板，与氯气接触吸收水分后经内溢流进入第四块塔板。来自稀酸冷却器的功10℃ 、浓度为 72 ％的稀硫酸进入泡沫塔第四块塔板，与来自第三块塔板内道流的浓酸混成浓度为 80 ％的吸收液，大量吸收湿饭气中水分，外溢流进入第五块塔板，继续大量吸收湿氯 气中的水分，使浓度达到 72 ％的稀硫酸经液封与塔底酸一同进入稀映循环槽，在确保正常循环量的前提下，多余的一部分稀酸溢入废酸槽。正常量的稀酸由稀酸循环泵抽吸经硫酸冷却器冷却后再注入泡沫塔第四块塔板循环使用。出泡沫塔的干燥氯气进入酸雾过滤器自净去除酸雾，进入氯气离心式压缩机，经四段事轿冷却达到常温，保持 0.38MPa。（表压）以下的排出压力，经分配台送至各用氯部门。
（四）主要设备及作用和工作原理
1、安全水封
其结构示意见图3－2－2 。湿氯气安装于电解声气总管的旁路上，一头与电解氯气总管相连，另一端与事故氯气处理塔相通，中间有隔板相隔，掖封高度 60mm 。其作用是当气体处理的负压系统因突发故障发生正压时，带压的事故氯气便将水封冲掉，往事故氯气处理塔泄压，用碱液进行吸收处理，以保护氯气负压系统的管道、设备，直至电解槽的安全。水封高度的确定应充分考虑系统所能承受的正压冲击。
2、钛列管冷却器
结构由上封头（上端盖）、列管壳体及下封头（下端盖）三个部分组成，详见图3－2－3 。列管壳体由钛制列管束、折流挡板、定距杆，上下分布管板等构成．钛对湿氯气的抗腐蚀性能极好，钛列管传热效果也很好。一般将其制成浮头式结构，浮头处有填料函密封。在管程走气相湿氯气时,简体外壳及折流挡板可用碳钢，上下封头可以用钛、钢衬胶或聚氯乙烯。在壳程走湿氯气时，筒体外壳、折流挡板,上下管板、列管束均需用钛材,而上下封头可采用聚氯乙烯、碳钢。这可视实际工艺之需而定。
钛列管冷却器在工段冷却时采用工业水作为冷却剂，Ⅱ段冷却时采用冷冻淡水或冷冻氯化钙溶液作为冷却剂。在实际生产过程中，气相湿氯气走壳程，传热系数可以提高较多；而气相湿氯气走管程，传热系数较低。但造价投资则前者高于后者。钛列管冷却器的作用在于将电解来的湿氯气要冷却器本体的管程或壳程中与冷却剂溶液工业水或氯化钙溶液经钛列管管壁进行间接的传热，移走气相中所带的热量，达到降低温度的目的，使气相中含水量大幅度减少。
3、水沫过滤器
水沫过滤器是上封头、过滤层简体组成的圆筒体。过滤层简体由上压盖、丝网过滤层(系丝网填料盘卷而成)、底板等构成。详见图3－2－4所示。整个设备用硬质聚氯乙烯制成；丝网可采用聚乙烯、金属丝(钛丝)等，其宽度为150mm。 水沫过滤器的作用在于通过丝网层捕集、过滤去除气相中夹带的游离水分，这样 图7—5水辣过滤器可以降低用于干燥脱水的吸收剂硫酸的单耗，并有效地防止游离水随气相带入干燥塔。一般除沫效率可达98％以上。
4、泡沫干燥塔
泡沫干燥塔是应用得十分广泛的气液传质设备，属于板式塔的一种。泡沫干燥塔是由一个圆柱形壳体和按一定间距、水平设置的若干塔板组成。泡沫塔的简体上有塔板、内外滥流管、受液盘等，详见图3－2－5所示。全塔共设置数块塔板，塔板上按生产负荷及一定开孔率开设相当比例的筛孔。筛孔可以是上下相同直径的直通孔，也可以是上孔径小、下孔径大的异径喷嘴孔。目前强化型泡沫塔正在推广，它采用外溢流、大液流循环方式，确保输送气体负荷适应生产的需要。
5、氯气透平压缩机
氯气透平压缩机，是全厂相当关键的氯气压缩、输送设备，其安全运行与否将直接影响到全厂的生产、氯气离心式压缩机是个系统工程，它由主机系统、润滑油系统、密封气系统、仪表电气自控联锁系统、事故氯气处理系统等组成，简称其为机组。其构成详见图3－2－6所示。国产氯气离心式压缩机型号为 LLY -1 -4 -60 -3700 ，为单机壳、单吸人、双支承、四段压缩的结构。整个主机由转子与固定元件组成，转动部分由叶轮、主轴、联轴器、推力盘组成；固定元件由机壳、扩压器、气密装置、排气蜗壳、轴承等组成。机组工作转速10407r / min ，是由 985r / min 的电机通过 xR 行星式增速箱获得，润滑系统采用强制供油润滑，轴承采用了动压轴承，端面密封则采用抽、充气相结合的梳齿型迷宫密封。氯气离心式压缩机目前是国内外较为先进的设备，其作用是抽吸电解槽阳极产物氯气，在经预处理后达到相当高的氯气质量（含水分小于100ppm ，不含酸雾）, 进行连续四段压缩，使其达到 0.38MPa（表）的排出压力，输送至各个氯产品生产工序。
6、中间冷却器
中间冷却器又称级间冷却器或段问冷却器，是类似于列管冷却器的圆筒体列管束的多程热交换器。它分上、下封头和筒体三部分，如图3－2－7所示。上封头为椭圆形，并有隔板，以使水实现多程段循环，还有进、出水口。下封头同样是椭圆形的，也有隔板，并设左右排净口。而筒体内有列管束，上下管板及折流挡板。
中间冷却器的作用在于将各级排出的高温氯气进行间接冷却，将气相热量移走，使气相尽可能实施等温压缩。

第四章 固碱工段
4.1工艺原理
将电解工段生产的32％氢氧化钠的电解液,经预热后，送入三效蒸发器。以蒸汽加热除去电解液中部分水分,经过一效蒸发后，含氢氧化钠48％，经过二效蒸发后含氢氧化钠56％，最后经过三效蒸发后将电解液深缩到含氢氧化钠98％或99％以上，其次再由片碱机生产固碱，同时将在深缩过程中的结晶盐分离。化配成回收盐水返回化盐工段。重新循环使用。
4.2主要工艺指标

蒸汽压力 一效0.687~0.785MPa
二效0.294~0.343MPa
三效0.049-~0.098MPa
真空度 三效 74.66kPa
冷碱温度 <50℃
蒸碱浓度
冬季(1、4季度)410～425 g／L
夏季(2、3季度)415～435g／L
蒸发回收盐水含NaOH≤2.2g／L
含NaCl250～280 g／L
离心机油泵压力0.981～l.47MPa
成品碱含NaOH30.00～31.10％
含NaCl≤4.7％
含Na2C03≤0.80％
含Fe203 0.011％

4.3工艺流程（附工艺流程图）
从电解工段过来的含32％的氢氧化钠由H2燃烧预热后送入一效蒸发器浓缩为含48％的氢氧化钠，然后送入二效蒸发器浓缩为含56％的氢氧化钠，再送入三效蒸发器浓缩为含99％或98％的氢氧化钠。通过三效后，再经过片碱机，最后到成品碱。
4.4主要设备及作用和工作原理
1、 EV-1：一效降膜蒸发器，使用常压水蒸汽，加热温度为90℃左右，内不凝性气体通过表面冷凝器放空，NaOH溶液经一效蒸发后浓度变为48%；
2. EV-2：二效降膜蒸发器，使用高压水蒸气，加热温度为150℃，蒸发出来的水蒸气作为一效蒸发的供热介质，NaOH溶液经二效蒸发后浓度变为56%；
3. EV-3：三效降膜浓缩器，三效中的碱的温度为340℃，因此温度较高，故使用熔盐作为供热介质，蒸出来的蒸汽作为一效蒸发的供热介质，NaOH溶液经三效蒸发后浓度变为98%以上；
4. T-1：熔盐槽 H-1：熔盐加热炉 B-2:H2加热炉
因为H2燃烧温度很高,作为熔盐的加热介质在熔盐加热炉中加热,使熔盐达到一定的温度,然后熔盐与三效中的碱换热后,冷却的熔盐再由泵压至上部,再由H2燃烧供热,循环使用;
5. T-6：蒸汽冷凝槽，二效蒸发后的蒸汽在此处冷凝；
6. T-9：50%碱贮槽，根据不同浓度原料碱的需要，此处可得到50%液碱，可降低成本；
7. F-1: 片碱机,在片碱机中冷却形成NaOH固体,称重,罐装,输送至仓库。