烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议

1、烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议第46卷第1期2010年1月氯碱工业ChlorAlkaliIndustryJan.,2010【蒸发与固碱】烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议王世常(成都东泰永利科技开发 ,四川成都610041)关键词隔膜法烧碱;离子膜法烧碱;蒸发;工艺现状;节能技术;改造摘要分析了隔膜法烧碱装置三效顺流部分强制循环蒸发工艺中影响蒸汽消耗和产量的主要因素:蒸汽的问题,建议将生产30%碱液装置改为生产42%或50%的碱液装置,并将三效顺流部分强制循环工艺改造为三效逆流工艺以达到降低汽耗的目的.概述了离子膜法烧碱蒸发及固碱生产技术,分析了离子膜法烧碱蒸发,浓缩工艺采用国产化装置的优势.

2、介绍了蒸发系统真空设备的选型问题,认为真空设备以表面冷凝器加机械真空泵组合为好.中图分类号TQ114.268文献标志码A文章编号1008133X(2010)O10022一O8Presentprocesssituationofcausticsodaandseveralsuggestionsonenergy-savingevaporationreformationWANGShichang(ChengduDongtaiYongliScienceandTechnologyDevelopmentCo.,Ltd.,Chengdu610041,China)Keywords:diaphragmcaustics

3、oda;ionmembranecausticsoda;evaporation;presentprocesssituation;energy.savingtechnique;reformationAbstract:Themainfactorsofaffectingboththesteamconsumptionandoutputintheevaporationprocessbythree?-effectdownstreampartially?-forcedcirculationindiaphragmcausticsodaproductionfaeili?-tiesareanalyzed,thati

4、s,thestreampressure,thevacuumofthelast-effectevaporatorandthecrystallinestepevaporationprocessbyboththree?-effectdownstreampartially?-forcedcirculationandthree?-effectfour?-bodyisalsopointedout.Therefore,itissuggestedthattheproductiondevicesshouldbetransformedfrompro-ducingpartiall30%(wt)causticsoda

5、to42%(wt)or50%(wty-forcedcirculationprocessshouldbetransformed)causticsodaandthethree-effectdownstreamfromthree?-effectcountercurrentpartially?-forcedcirculationprocessinordertoreducethestreamconsumptionpertoncausticsoda.Besides,theevaporationtechnologyofion-membranecausticsodaandtheproductiontechno

6、logyofsolidcausticsodaarere?mechanicalvacuumpumps.作者简介王世常(1942一),男,原中国成达公司(化八院)高级工程师,曾担任化工部氯碱设计技术中心副主任,长期从事氯碱,盐化工等项目设计工作,2007年年底退休,现服务于成都东泰永利科技开发 ,仍从事化工项目的设计及技术开发工作.在氯碱工业及中国氯碱等期刊发表论文多篇.收稿日期2009071422第1期王世常:烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议近年来我国离子膜法烧碱发展迅速,2008年我国烧碱总产量已达1850万t,其中离子膜法烧碱产量820万t.新建离子膜法烧碱装置电解能耗较低,但由于产能过剩,

7、开工率低,投资过大,没有得到相应的回报,甚至亏损.我国氯碱企业尚有近1000万t/a金属阳极隔膜法电解装置,有不少企业已改造为扩张阳极,使用段很长的时间内隔膜法烧碱装置将持续生产,逐步退役,直到投资者收回最后的剩余价值,正如美国目前仍以隔膜法为主,西欧仍以水银法为主一样.我国现有烧碱企业如何走出困境?不可能限制别的企业生产,只能强大自己,减少浪费,提高产品品质,增加品种以降低成本,争取市场,争取效益.1我国隔膜法烧碱蒸发工艺现状及节能改造措施我国隔膜法烧碱蒸发装置目前以三效顺流部分强制循环工艺为主,碱液产品以30%NaOH占较大比例,42%和45%产品占比例较小,50%产品比例极小.在蒸汽消耗

8、上,30%产品以3t/t左右的为t.美国以生产50%碱液为主,蒸发蒸汽消耗在3t/t以下;中国石化齐鲁分公司20万t/a烧碱蒸发装置从国外引进时,电解液NaOH平均质量浓度为130g/L时蒸汽消耗为2.4t/t,NaOH平均质量浓度为140g/L时蒸汽消耗为2.2t/t国外三效逆流工艺电解液NaOH平均质量浓度为140g/L时蒸汽消耗为2.8t/t(含蒸汽喷射泵消耗).吉林淞泰化工股份 三效顺流生产42%烧碱蒸汽消耗为3.45t/t,生产45%碱液蒸汽消耗为3.6t/t;沈阳化工股份 三效逆流生产42%碱液蒸汽消耗为3.2t/t.我国生产42%碱液,采用顺流工艺的蒸汽消耗普遍在4t/t以上;采

9、用三效四体两段工艺蒸制循环工艺,汽耗比国内先进水平的汽耗高400500kg/t;42%一45%碱液采用三效或三效四体流程流部分强制循环工艺生产42%45%碱液与国外采用三效逆流工艺生产48%50%碱液的平均汽耗相比高800kg/t左右;我国采用三效逆流工艺生产42%碱液汽耗与国外采用三效逆流生产50%碱液先进水平相比高300400kg/t,差距是相当大的.我国现有隔膜法烧碱蒸发装置大部分已运行很来煤质下降或由于生产能力多次改扩,供汽管道阻力变大,使送到蒸发车间的蒸汽压力偏低(北方企业冬季供汽时比较明显).而蒸汽压力对产量有较MPa范围均可顺利操作,生产42%以上碱液时I效供给的蒸汽压力以0.6

10、0.8MPa为好,压力越高操作条件越好.随着供给蒸汽压力的增高,有效传热温差加大(生产能力与温差成正比).能耗与蒸汽压力也有一定关系,蒸汽压力高,满负荷或超产时,单位产品汽耗低;但供汽压力低会使产量降低,单位压力偏低,在初始设计时,适当调整各效的换热面积,保证较高的效加热室蒸汽压力和真空度是有效的方法.对于已建成的装置,由于锅炉使用时间长或煤质差,造成供汽压力低,今后较长时间不能改观或由外购汽不能保证蒸汽压力的情况下,可以通过改造I效加热器,增大面积或增加副加热室以提高产量;效率低的锅炉也应该改造,提高煤利用率和供汽压力,为生产创造有利的条件.采用三效三体工艺生产42%以上浓碱时,保障供汽压力

11、是比较容易实现的.蒸发系统末效真空度与供给I效蒸发器的蒸汽压力同样重要,其决定效体传热的有效温度,直接影响生产能力,也给蒸汽消耗和设备腐蚀带来一定的快,汽耗稍有增加,因此,在三效顺流部分强制循环和逆流工艺烧碱蒸发过程中要保持较高的真空度(>t0.090MPa).目前许多企业蒸发工序的真空度MPa时,碱液沸点约75.2oC;而在0.082MPa时,碱蒸汽,真空度由0.082MPa提高至0.091MPa,有效温差提高25%以上,由于采用了强制循环,出料温23氯碱工业2010丘度降低,物料黏度变化,对蒸发器传热的影响可以忽略,生产能力也将增加23%以上,而1t碱带走的热量减少125kJ

12、左右,等于减少60蒸汽,成品碱冷却水也将减少,42%NaOH沸点由88c【=降到75,对普通不锈钢设备的腐蚀也随之减小.1.1.1.3结晶盐,采盐及分离对蒸发过程的影响隔膜法烧碱蒸发的目的是:产品达到标准规格;同时进行盐碱分离,使产品含盐量达到指标要求.我国电解液NaOH质量浓度一般控制在(130±5)g/L,NaC1质量浓度为(190±10)g/L(普通隔膜法),采用三效顺流部分强制循环工艺生产42%NaOH吨碱盐结晶平均为1400kg以上.采盐方式,分离机的形式直接影响生产能力,洗效周期及汽耗,结晶颗粒大则采盐及过滤效果好,洗效周期长,设备生产时问长,洗水量少,汽耗低.

13、采用顺流工艺生产高浓度碱时,如果NaC1在碱浓缩过程中的结晶不是很理想,可改变某些条件和过料的位置或设备的局部结构,结晶效果会有较明显的改善.(1)提高蒸发末效真空度,加大有效温差,I效及效的蒸发温度会下降(在其他条件相对稳定的前提下),I效,效的结晶量增多,同时浓效结晶量减少,平均结晶粒度会增大.(2)顺流蒸发的过料,由I效至效,效至当,产生急骤闪蒸,造成设备震动;同时在闪蒸过程解决这2个问题,不少企业将过料管改在循环泵进料侧或加热管的入口端,但也带来一些不利因素:由于过料温度高,混合后的物料温度提高,影响传热有效温差,不利于传热.过去,在不同的项目中,过料管位置曾进行过几次变动,运行效果较

14、好的位置是加热器物料出口端沸腾管下部,切向进入沸腾管,利用过料泵的压头,以最快的速度和循环加热后的物料混合,降低过热度,减少细小晶体析出.管理者与笔者讨论逆向采盐的问题,认为不能使浓效的旋液分离器底流进入离心机高位槽,而应进入效蒸发器(采用两段蒸发时蒸发浓效旋液分离器底流进入效效体,效盐进入效效体),集中从效采盐,成品碱澄清桶盐浆加入一定的电解液后,24送入离心机高位槽.其益处是:浓效的盐浆进入低浓效混合后被稀释,进人离心机的盐浆碱浓度降低,便于分离,离心机洗水用量相应减少,回收盐水含碱量下降,浓效采盐颗粒小,进入效后一部分被溶解,另一部分粒径增大,效盐浆浓度会提高(采用两段蒸发工艺时,效盐浆

15、浓度也会提高),在效采盐,平均结晶颗粒比各效大很多,有利于离心机分离.(4)以前,在设计蒸发器时,为节省投资,分离室的高度偏低,没有或很少考虑结晶成长所需要的停留时间.同时,我国氯碱企业在不断扩产改造中,对蒸发改造投入的资金较少,由于厂房,设备高大,改造难度大,往往只增加换热面积,循环泵,很少考虑扩改蒸发室,因此,形成碱液在设备内停留时间越来越短,不利于结晶成长.某厂效,效蒸发器加热室下端曾增设1个结晶器,切线进入,以保留循环盐结晶大颗粒,盐浆由结晶器锥底抽出,经过分离器清液进人下一效,底流进入离心机高位槽.此套设备洗效周期长,与换热面积,供汽压力相当的系统相比,生产30%碱时生产能力提高20

16、%30%.离心机在氯碱行业已推广10多年,目前仍有一部分主要优点是:连续性好,连续进出,连续洗涤,洗水用量少,回收盐水含碱量低(<2L),过滤母液浓度高,节约蒸汽,碱损失小,震动小.发生产浓碱国内第1套三效顺流部分强制循环烧碱蒸发装置是生产42%碱液的,为满足45%碱液用户的需求,部分生产45%碱液,效,效有强制循环泵,循环管改为一个加热室后,变成双加热室,换热面积增加1倍;又因为强制循环,传热效果好,洗效周期长,在其他条件相当时生产能力成倍增加,即使冬季外供汽压力在0.450.50MPa的条件下,仍保持较高的产量,生产42%碱液蒸汽消耗<3.5t/t,生产产浓碱时

17、采用三效四体两段蒸发工艺,即I效蒸汽给工艺,设置2个I效,其中I效和浓效组成双效流程,如果同时生产2个规格的碱(30%和42%),控第1期王世常:烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议制浓效供汽量,汽耗略低,吨碱(42%时)汽耗4t左右;仅生产浓碱时,三效系统的碱质量分数由10%提高到26%,而浓效生产42%碱时汽耗达4.3t/t,运行数据可以看出,同样生产42%或45%碱,三效四体两段蒸发与三效顺流相比,汽耗高500800kg/t,因而建议整改完善三效工艺,直接生产42%以顺流蒸发工艺后,由于有效温差减小,生产能力不足,加大加热室面积,主要存在各效面积不匹配问题,增大效,效面积,改为双加热室比较方

18、便,如果效蒸发室小,可增设1个器外分离器与现有设备串联并用或利用现有设备采用2个效.与三效四体两段及三效五体两段工艺相比,三效顺流部分强制循环工艺(可以1个I效,也可2个效)汽耗低,也易操作.1.1.3由生产3O%碱液改为生产42%或45%的碱液如采用三效部分强制循环工艺生产30%碱液,为了提高效益,提高产品质量,可改造为生产42%或45%碱液.在产量不变的条件下,原生产30%碱装置改为生产42%45%碱液时,蒸发产能下降30%一40%,须增加各效的换热面积或更换调整强增加,须校核是否改造蒸发室.增加换热面积,可以通过把单加热室改为双加热室,短管改为长管,粗管盐,其换热管规格不宜过小,I效换热

19、管外径不可小于38mm,11效,等面积的情况下,管径较大时,洗效周期长,循环阻力小,有利于结晶.减小管径,增加管的数量来增加换热面积,不如加长换热管,常用的换热管长6m,时换热管不宜过长,若为10m,循环物料一次经过20m,温升过大不利于结晶和传热,如果换热管外径大于45mm,物料速度大,循环量大时,还是允许的.逐步淘汰30%隔膜法烧碱,用42%,45%或50%碱液取代30%碱液是发展方向.(1)浓碱应用范围广,市场42%碱液比30%碱液价格高300t以上,扣除汽耗增加及除硝费用等,有较大节余.(2)质量提高,盐耗下降,lt30%碱(折100%计,下同)溶解NaC1(标准5%)为166.7kg

20、,而1t42%碱溶解NaC1为47.6kg,相差近120kg/t,而仅品质降低,且含盐量高的污水处理困难,污染环境.(3)碱液浓度高,相对运输费用降低,1t碱运输质量减少950kg.(4)1t42%碱液比30%碱液所占体积减小0.87m,原每100t储槽可增加储存碱液24t,即原储存设备增加储量和缓冲量24%.(5)社会效益好,除节约盐资源,还减少环境污染,减少运输量,减少运输压力,同时节省燃料.对生产厂家来说,改造后生产1t碱液节盐120kg;增加汽耗500600kg,增加Nas0处理费用(取决于盐或卤水中SO一含量).改造原有设备投入资金不大,且操作类似,因此经济效益有较大提高.在三效顺流

21、部分强制循环工艺中,效,效加泵以后,可为双加热室,I效改造,可以更换1个大加热室,也可以采用1个大口径循环管,带2个(并联)加热室.某企业采用了循环管改加热室(串联加热室),加热管缩短1m,实际运行效果较好,产量增加.但不是完全按面积增加比例而增加,这是由于阻力增加,循环速度降低,效物料经过1个加热,对传热温差有影响,相当下,这也是一个增大换热面积的办法,换热面积可以增加1倍多.采用此方案时,建议循环管改加热室,采用同样的管径,面积比原来增加10%一15%;也可以与原加热室面积相同,加大管径(如45改为供汽,待循环后,再给循环管加热室供汽,没有泵也可以循环.艺尽管三效顺流部分强制循环工艺具有许

22、多优点,但是能耗高是其最大的不足,另外,生产48%以上碱时难度较大.生产45%碱液,国内最低汽耗为3.6t/t,而改造为三效逆流工艺后生产50%碱液,考虑其不利因素,蒸汽消耗为3t/,t.按生产50%规格相比,在相同条件下(供汽压力和电解液浓度相25氯碱工业2010生同),三效顺流汽耗比三效逆流高600kg/t以上,如果45%碱液生产装置改为生产50%碱液,还要增加蒸汽消耗150kg/t,因此,三效顺流改为三效逆流后,降低汽耗为750kg/t(电耗约增加17kW?h/t左右),生产成本明显降低,同时产品升级为50%优势更为突出.在国内,利用现有三效顺流或三效四体部分强制循环烧碱蒸发装置改造为三

23、效逆流生产装置,工加了第1套3万t/a三效逆流试验装置的设计和部分工程设计工作,1980年该装置投产后虽然没有国t/,t,与国内当时三效四体工艺相比已有明显的节能效果,多段双效流程更不能与之相比.与国外三效逆流工艺相比,我国蒸发装置蒸汽消耗高的主要原因如下.I效循环泵流量小,管内循环初始速度1.5m/s,而且为节省设备投资,采用了内循环蒸发器,I效结盐严重,洗效周期短,洗水用量大,造成汽耗高,特别是设备衬里采用塞焊,内壁结盐挂在器壁上,待累积至馒头大时,落在降液管侧堵塞部分换热管.由于泵入口端物料量下降,阻力增加,造成扬程上升,被迫洗效.工艺原因,成品是42%碱液,与50%碱液在各效浓度分布上

24、不同,生产42%碱液时,各效浓度低,效,效析出盐少,I效结晶盐量大,细,浓度高,同时I效大量三重盐结晶生成,易于在管内结盐.国外生产42%碱液时采用三效错流,即电解液物料进效,效碱进效,由于效为负压,碱浓度高,温度低,大量结晶析出,清液经预热后进I效,I效结晶盐减少许多,洗效周期长.由于盐结晶细,采用卧式刮刀离心机,设计时没有国产活塞推料离心机,洗水量大,汽耗高.同时,与国外采用改性隔膜电解槽相比,电解液浓度偏低,这也是与国外三效逆流工艺的汽耗有一定差距的主要原因之一.三效逆流工艺的汽耗尽管没有达到国外先进水平,但与三效顺流工艺相比具有明显的节能效果和传热优势.(1)与三效顺流工艺相比,三效逆

25、流工艺汽耗降低的原因如下.三效顺流工艺蒸汽流向与物料料液,由于I效沸点很高(150oC),条件比较好的26电解供料温度平均为8590,来料与I效蒸发器的沸点相差很大,预热后(11O一120)仍相差较大,进入蒸发器后消耗锅炉汽达到沸点;I效和效出料时,要进入下一效,其过料温度远高于下一效体的蒸发温度,造成闪蒸发出二次蒸汽,I效闪蒸汽进入效蒸发室,仅可作为效蒸发器热源,效过料效的闪蒸汽直接进入蒸汽冷凝废热系统,热量未被利用.三效逆流I效至闪蒸效,虽闪蒸汽未被利用(大规模工厂采用2个闪蒸效,第1闪蒸效二次蒸汽利用),但由于比顺流物料量少,闪蒸汽损失量很小.三效逆流工艺蒸汽走向与物料流向相反.效向效过

26、料,效向I效过料,物料都是由低温效去高温效,经过蒸汽冷凝液回收废热预热过料液,由于下一效进入上一效体的物料量越来越少,过料液预热后接近上一效的蒸发沸点,锅炉汽供给I效,用于预热物料至沸点的量占比例很小,蒸汽冷凝液热量回收利用较好.另外,在逆流工艺中,盐结晶颗粒比顺流大(平均>0.2mm),便于固液分离和过滤,洗水用量少,出料成品收率高.(2)利用相同规格的蒸汽,生产同等规格的产品时,决定生产能力的重要因素之一就是有效温度差,三效逆流工艺有效温度差比顺流工艺高16%左右,这是由于逆流生产时增加1台闪蒸罐,I效出料浓度远低于产品浓度,各效浓度均低于顺流各效值.(3)由于高温,高浓度碱

27、黏度小,而低温,高浓降低黏度增大,但变化幅度小,对传热系数影响较小,逆流生产时各个效体比顺流状态下平均传热系数高,浓效更明显,因而浓效贵重金属材料用量少,节省投资.顺流工艺中各效采用不锈钢材质,是低浓度碱高温,高浓度碱低温操作环境,对设备腐蚀减弱,但加热管的平均寿命并不长,42%一50%碱在90左右下蒸发,采用304系列不锈钢,加热管平均寿命3年多;而采用三效四体时,由于浓效加热蒸工艺生产时I效改为镍管,使用寿命达1O年以上,且由于换热面积小,单位产品的材料单价并不比顺流浓效的高.而逆流蒸发I效(电解液进料低温6065,低质量分数14%NaOH)比顺流蒸发I效(进料高温150155,低质量分数

28、14%NaOH)采用304系列不锈钢制造的设备的使用寿命要长2倍.第1期王世常:烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议综上所述,就是美国1000万t/a以上的隔膜法烧碱产品以50%为标准规格,采用三效或四效逆流工艺,却没有采用顺流工艺的原因.效逆流蒸发装置我国现有三效顺流部分强制循环生产装置大部分采用外循环蒸发器,将其改造为三效逆流蒸发装室和加热室等均可作为效,效备品备件,原效,效根据逆流装置需要重新调整,由于三效逆流工艺传热能力的提高和操作温度的降低,原效,效设备改动不大.效,效设备材质大部分采用不锈钢即可满足改造后的操作要求.重新设计I效蒸发器,增设闪蒸罐,I效,闪蒸罐都需要设置强制循环泵,由于

29、闪蒸罐是没有加热器的蒸发器,循环泵仅克服循环的阻力,泵的扬程很低,电动机功率也很小.I效蒸发器加热管采用镍材质,蒸发室材质采用镍一钢复合板,强制循环泵采用镍或镍基合金;由于I效传热系数大,有效温差大,所需传热面积较小.闪蒸效在较高真空条件下操作,碱的浓度虽高,但温度低,对设备的腐蚀并不严重,闪蒸效主要材料为不锈钢,也可采用镍一钢复合板,仅用少量镍材质即可.效至I效过料预热器须更换材质,重新设计制造.效过料到I效预热器出料口至I效蒸发器,I效蒸发器至闪蒸发器的管道材质须改为镍,相应的阀门,垫片材质要能耐高温浓碱的腐蚀.在自动控制方面,如果原装置采用了计算机控制,投资较少,如果原装置采用手动操作,

30、建议改为自动控制.根据液位自动控制进料,I效根据二次蒸汽的压力和料液温度变化自动出料,各效温度,压力等参数由DCS显示,报警或必要的自动调节.一般条件下,按5万6万t/a装置规模计,在原基础上改造投资500万元左右.生产50%碱液比较)节汽600keCt,按5万t/a装置计:年节汽量0.6X5=3.0(万t),蒸汽价格按98t计,年节汽费用294万元;多耗电量17×5=85(kW?h),电价格按0.6(kW?h)计,增加电费51万a;按lt50%碱比42%一45%碱价格高60t计,增加收入300万a(按5万t/a规模);其他不计,合计节约费用294万a+300万a一51万a=543万

31、元/a.投产后1年可收回全部投资;改造建设期从设计至投产为6个月,安装调试可在大修期间完成.有些企业采用三效顺流生产30%碱液,蒸汽消耗3t/,t左右,改造后生产48%一50%碱,虽然蒸汽消耗相当,且增加除硫酸根消耗,但产品规格不同,30%碱液与50%碱液(折100%)差价平均在300t以上,且盐耗降低120kg/t.因此,改造后效益明显.2离子膜法烧碱蒸发,固碱技术离子膜法烧碱电解工序生产的产品碱液质量分数30%32%,仅适于低浓度烧碱用户;同时含水质量分数占68%70%,运输费用高,运输距离有限.为扩大使用范围和长距离运输,将碱液浓缩.美国采用50%NaOH标准规格,以前日本和西欧主要以汞

32、法生产烧碱,以45%碱液为主,在20世纪90年代后,日本采用离子膜法取代了水银法,液碱规格45%,48%,50%并存,欧洲也是以45%,48%,50%量分数I>48%.国内销售30%与50%碱液差价(折100%后)很大,因此,产品加工后可创造好的效益.要制成固体碱必须将碱的质量分数提高至73%99%,根据需要可制成各种规格的固碱.20世纪80年代末,我国引进离子膜电解装置,为节省投资,没有配套引进蒸发装置,国内配套蒸发装置采用外循环蒸发器或升膜蒸发器.90年代,我国建设多套离子膜电解装置,少数企业引进了蒸发,固碱装置,采用降膜蒸发,规模1万5万t/a,造价均很高,如某企业引进1万

33、t/aKOH片碱装置,引进部分外汇220万美元.尽管造价高,近几年来还是引进多套蒸发及固碱装置.但是不尽人意,引进装置有多套不同程度地出现设备损坏,腐蚀或试车投产不顺利,不达产等情况.为改变国内蒸发,固碱技术落后的状况,成都东泰永利科技开发 通过多年努力,开发了蒸发,固碱技术,并取得一定的成效,降膜蒸发器设计,制造,材料及国内其他设备包括包装机,片碱机,熔融盐加热炉,导热油加热炉等重要设备及工艺技术和自控配套系统均已成熟,经过国产化多套装置的实际运行,证明已经取得成功,特别是45%一60%27_l,$蒸发与固碱$氯碱工业2010正碱液蒸发系统,完全可以采用国产化技术和设备.经过多年的努力,已建

34、成投产2万一12万t/a和在建多套不同规模全降膜国产化烧碱蒸发和片碱装置,加工成不同规格的液碱和片碱,以满足市场的需要.(1)蒸发工艺设计方案可根据用户的条件,装置规模,产品规格,用途进行最佳化选择,使工艺,设备,自控组合投资最少,节能,可靠,操作运转费用最低,操作管理方便,符合国情且技术达到国际先进水平.(2)投资少.在同等材质,同等自动化水平的条件下,与引进部分相比节省投资费用50%以上.(3)重要部件的设计采用经济厚度,而不是仅满足最小厚度为准,使之使用寿命长,用户得到最大回报;而引进设备在46年内50%碱液的主要设备都已更新.(4)蒸发设备全部推荐使用降膜式蒸发器,其设备结构紧凑,传热

35、效率高,寿命长,投资省,占地面积少;也可以根据用户的要求,设计其他形式的蒸发器(板式蒸发器传热效率虽然高,但寿命短,维修频繁,高温强碱环境不推荐采用).(5)根据目前国内设备制造水平,50%78%NaOH规格,单套烧碱蒸发装置的最大能力可达25万t/a;96%99%NaOH单套装置生产能力可达10万15万t/a.(6)生产50%73%NaOH(KOH)时,设计操作弹性正常为50%一110%,特殊条件下采取措施可调整为40%70%.(7)主要设备和配管材料采用ASME标准或国际相当标准设计,可根据企业的需要采用国际标准设计,制造重要的设备.(8)设计和建设周期短,一般项目设计周期为两三个月;总承

36、包项目建设周期为79个月.(9)长时间运行后,设备需要更换部件及重新制造时方便,快捷,可靠;而引进设备由于资料不全或材料规格不同,结构形式各异,维修及重新制造难度非常大,已有一些引进厂家碰到这一问题.(1O)成都东泰永利科技开发 技术方案对规模较大的企业更有利(有自备电站,蒸汽,煤),利用蒸汽将碱浓缩至质量分数70%78%,减少熔盐加热炉和最终浓缩器的负荷,降低熔盐加热28炉和最终浓缩器的投资.(1)生产1t50%NaOH(折100%)的消耗指标如表1所示.表1生产1t50%NaOlt(折100%)的消耗指标(2)采用双效逆流,由32%NaOH生产1t片碱(折100%NaOH)的消耗指标如表2

37、所示.表2双效逆流生产1t片碱(折100%NaOI-I)的消耗指标片碱质量分数/%,蒸kg动力电/(kW?h)循环水/m冷冻m3(3)采用双效逆流,由32%NaOH生产1t96%一99%片碱(折100%NaOH)的消耗指标如下:压力>0.7MPa(G)的蒸汽,14501650kg;动力电,40kW?h;循环水,175m.;仪表空气(与规模有kJ/kg),165180kg(或氢气,235250In;或煤气,约300m;或天然气,6870In).在正常使用情况下,设计的最终浓缩器使用寿命3年,镍材质管束6年(生产45%50%碱使用的镍管已有l0年,仍在使用;生产72%73%碱使用的镍

38、管已超过6年,仍在正常使用,预计使用寿命可超过l0年).3蒸发系统真空设备的选型我国多数氯碱企业隔膜法烧碱蒸发系统(包括2000年以前国内自行设计的离子膜法烧碱蒸发系单,对水质要求不高,无转动部件,投资低,维修费用低,在水量和水压满足要求的条件下,真空度较高MPa).但要求至设备进口的供水压力高供水压力I>0.25MPa(G),供水压力波动时,真空度不稳定,少量不凝气的排放靠水压压人喉管以下,压力偏低或水量不足时,对真空度的影响较大,喉管设计和加工精度要求严格;要使真空度难,耗水量大.因此,不适用于多效逆流及三效顺流工艺生产浓碱,用之影响效果.第1期王世常:烧碱蒸发工艺现状及节能改造的建议筛板式直接接触式冷凝器内装多块筛板,