氢氧化钾装置工艺技术预案

1、183/183工艺技术方案4.1 氢氧化钾装置4.1.1 一次盐水精制工艺技术方案选择目前一次盐水精制有传统的澄清桶工艺与薄膜液体过滤工艺两种工艺。(1)传统的盐水精制工艺传统的盐水精制工艺是：先将粗盐水加精制剂反应后经澄清桶澄清，再经砂滤器和-纤维素预涂型过滤器过滤后进入螯合树脂塔系统。该工艺所需澄清桶庞大、占地多，为了达到好的澄清效果，须保证粗盐水中Ca/Mg大于1，但工艺成熟、可靠、操作稳定。(2)膜液体过滤工艺流体通过滤元件，固液分离一次完成，得到几乎不含固态物质的液体。与传统澄清桶工艺相比，薄膜液体过滤工艺不需大型的澄清桶、砂滤器和-纤维素预涂型过滤器等设备。但由于膜的开孔率极高，孔

2、径小，过滤速度要紧由滤膜表面形成的滤饼透滤性能所决定，因此对颗粒大、刚性较好的CaCO3等不溶物有专门好的滤出性能。而有机高分子、菌、藻类以及Mg(OH)2（特不是胶体形态）则对滤速有较大阻碍。因而在应用膜过滤时需设置小的澄清桶先除SO42-，再设置浮现桶，并投加化学品KClO、FeCl3，以尽可能去除有机物和减少Mg(OH)2的比例，以获得中意的过滤速度。也正由于粗盐水中的杂质是分不去除的，该工艺对原盐的要求低于传统澄清桶工艺。其缺点是流程长、操作复杂。两种工艺各有优缺点，从技术方案的成熟、可靠和操作稳定和满足可研设计进度考虑，本项目在可行性时期采纳传统的澄清桶工艺，最终采纳何种工艺路线在工

3、程设计时期再落实。4.1.2电解（含二次盐水精制及淡盐水脱氯）工艺技术方案选择(1)电解采纳氯化钾溶液电解制氢氧化钾、氯气和氢气的方法有三种，即水银法、隔膜法和离子膜法。因为汞污染严峻，国内又无完全治理的方法，我国已取消了水银法电解，不再予以考虑。隔膜法又分石墨阳极电解槽和金属阳极电解槽。石墨阳极电解槽由于铅污染严峻、电耗高、劳动强度大的缺点，目前已逐步淘汰。金属阳极电解槽尽管克服了石墨阳极电解槽铅污染严峻、电耗高的缺点，但仍存在石棉绒污染、产品质量差、能耗较高、操作治理复杂、劳动强度较大、技术落后等不足。离子膜法是目前世界上工业化生产中最先进的一项技术，与隔膜法、水解法相比，本方法具有能耗低

4、，产品质量高、三废污染小（无隔膜法的石棉绒和水银法的汞污染，为清洁工艺）、成本低及操作治理方便等优点，故本项目采纳离子膜法。离子膜电解技术分为复极式和单极式两类。复极式电解槽和单极式电解槽要紧特点比较下表4-1-1：表4-1-1复极槽和单槽的特点比较表项目槽型复极式单极式通电情况小电流、高电压大电流、低电压槽间电流分布均匀欠均匀汇流铜排电槽之间用量较少较多电解槽容量便于加大容量不易电槽占地面积同样规模较小较大电槽组装、折卸较简单较复杂整流效率较高较低电流泄漏较大（可加措施）较小膜利用率较高较低阴、阳极材料均好均好投资较低较高从当前世界离子膜电解技术进展来看，采纳自然循环复极式电槽，高电流密度，

5、大型化是其方向。故本项目采纳自然循环高电流密度复极槽技术。(2)二次盐水精制离子膜电解对盐水的质量要求高，从一次盐水工序来的过滤精盐水还需通过离子交换，进一步降低Ca、Mg离子。离子交换树脂塔有两塔流程和三塔流程之分。对大中型项目，宜采纳三塔流程。故本项目选用三台离子交换树脂塔，正常情况下两塔串联运行，一塔再生。(3)淡盐水脱氯离子膜电解槽排出的淡盐水含有游离氯，腐蚀性高，必须脱除游离氯后才能送回一次盐水工序进行重饱和。淡盐水脱氯目前有下述几种方法：a.压缩空气吹除b.真空脱氯鉴于压缩空气吹除产生浓度低的氯气，降低了氯气利用率，对规模较大的装置不适用，故本项目采纳真空脱氯。真空脱氯分蒸气喷射、

6、氯水喷射和真空泵三种，从节能和运行稳定动身本项目采纳能耗较低、操作稳定的真空泵作为真空源。经真空脱氯后的淡盐水含游离氯30mg/l。然后加亚硫酸钾进行化学脱氯以除净游离氯。4.1.3碱液浓缩工艺技术方案选择碱液浓缩有逆流和顺流之分，也有单效、双效和三效之区不，关于中等偏大的规模，既可采纳双效，也可采纳三效，综合考虑能耗与投资，本项目采纳双效逆流降膜蒸发较为合理。4.1.4固碱工艺技术方案选择固碱生产有大锅法和降膜法两种工艺。传统的大锅法虽有操作简便、成熟可靠等特点而被用于隔膜电解法生产的碱液为原料的固碱生产。然而由于其操作强度大、生产条件恶劣、环境条件差、不安全、间断生产、能耗高等缺点，在国外

7、已被淘汰。另外采纳离子膜法电解工艺制得的系高纯度的碱液，如用大锅法还存在被污染而变成含多种重金属的固碱而降低在市场中的竞争力。在七十年代以降膜法生产固碱的技术被开发以来，已广泛用于固碱的生产。降膜法生产固碱的能耗低于大锅法，而且生产环境好、连续生产便于操纵。氢氧化钾固碱的加工有桶碱和片碱两种方法。桶碱包装容易但使用特不苦恼，白费大量高质量的镀锌铁皮还有被污染的危险，现已较少使用。故本项目采纳降膜法生产片装固碱。4.1.5氯气干燥工艺技术方案选择氯气干燥有填料塔+泡沫塔，三台或四台填料塔以及填料塔+泡罩塔等干燥流程。由于填料塔+泡沫塔流程，含水量高（在200ppm以上），目前只有小规模装置还有使

8、用；而三台或四台填料塔流程，设备多、占地大，投资高。从而使填料塔+泡罩塔流程得以迅速进展，该技术有以下优点：(1)氯气干燥效率高（可使氯气中含水小于50ppm），因而大大延长了设备操作运行寿命，减少了维修工作量。(2)设备台数少，整个系统只有1台填料干燥塔、1台泡罩干燥塔、1台循环泵、1台板式换热器，与要达到相同效果的三台或四台填料塔相比，少79台设备。因而占地小、投资省、操作简单。本项目拟采纳填料塔+泡罩塔技术。4.1.6氢气处理工艺技术方案选择由于电解槽出来的氢气温度较高，其中含有大量饱和水蒸汽，同时还带有碱雾等杂质。需通过洗涤和冷却，使其中所带的碱雾被洗涤掉，同时气体温度也得到降低，所含

9、的饱和水蒸汽被冷凝下来，使氢气得到净化。目前国内大多数氯碱厂采纳的是生产上水或含碱循环水直接喷淋洗涤冷却的方法，如用生产上水，排水量大，只能在小规模装置使用，如采纳含碱循环水，需要单独设置循环水系统，必将增加投资。为此本项目采纳中国成达工程公司设计的填料塔洗涤冷却的技术。4.1.7氯化氢及盐酸工艺技术方案选择氯化氢的生产一般采纳二合一炉直接生产氯化氢气体，现在国内二合一炉已有较成熟的技术。合成炉形式有一般的冷却水冷却、热量回收副产热水和热量回收副产蒸汽三种形式。国内外生产盐酸的方法有三种，即三合一工艺；热回收分体式工艺；分体式工艺。(1)三合一工艺具有工艺流程短，操作简单等优点，但设备维修量较

10、大。(2)热回收分体式工艺具有操作容易，设备维修简单，热回收利用率高等优点，但工艺流程较长，设备加工要求高。(3)分体工艺具有操作容易、设备维修简单、产品质量操纵容易等优点，但工艺流程较长。考虑本装置要紧以生产氯化氢气体作为氯乙烯的原料，而盐酸要紧以自用为目的，故本项目拟采纳热量回收副产蒸汽的二合一炉生产氯化氢气体，大部分直接送氯乙烯装置作为原料，另按需要引入部分氯化氢气体进入氯化氢汲取单元生产高纯盐酸供钾碱装置生产自用。氯化氢汲取单元同时还作为下游装置紧急停车后事故氯化氢气体的处理设施。4.1.8引进技术及设备的范围和内容目前世界上拥有离子膜法电解技术的专利商专门多，如美国的ELTECH公司

11、、日本的旭化成、日本氯工程公司、英国的ICI公司、德国伍德公司、伍德公司和意大利迪诺拉公司合资的伍德诺拉公司以及引进了旭化成技术的北京化工机械厂，上述各家技术各有特点，没有绝对优势。采纳哪家技术，需通过技术交流、现场考察和合同谈判，综合比较后确定。现时期暂按引进日本的旭化成公司的电解技术和设备考虑。关于蒸发固碱技术，瑞士BETERAMS公司仍处于领先地位，本项目暂按引进瑞士BETERAMS公司的技术和部分设备考虑。除电解和蒸发技术和设备外，还需引进国内无法解决的专门设备和专门材料如二次盐水过滤器，脱氯真空泵，氯气压缩机、熔融碱管等。引进设备范围见下表4-1-2。表4-1-2 引进设备范围序号引

12、进内容1二次盐水过滤器2主体给料泵3离子交换树脂塔（含树脂）4树脂过滤器5电解槽及其附件（包括部分修槽设备和工具）6离子膜7碱液循环泵8脱氯真空泵9氯气压缩机10浓碱泵11碱预热器、碱液换热器12降膜蒸发器13降膜浓缩器14熔融碱阀和管道15熔盐加热炉系统（包括烧嘴和操纵系统）16熔盐泵、熔盐阀和熔盐管17片碱机、包装称及附属专门设备18程控阀和专门仪表4.1.9工艺流程及消耗定额工艺流程简述(1)一次盐水工序原盐经皮带运输机送入溶盐槽，用化盐水槽来的化盐水溶解制得饱和粗盐水。粗盐水经粗盐水溜槽进入精制反应槽与定量加入的BaCl2、K2CO3和KOH反应，然后进入凝聚反应槽与凝聚剂反应后进入澄

13、清桶澄清。从澄清桶上部溢流出的澄清盐水经一次盐水过滤器（砂滤器）和二次盐水过滤器过滤后得过滤精盐水送电解工序。从澄清桶底部排出的沉淀物BaSO4、CaCO3和Mg（OH）2送至盐泥压滤机压滤，回收的盐水用作化盐用，滤饼用汽车送出界区。(2)电解工序电解工序包括二次盐水精制、电解和淡盐水脱氯三部分。a.二次盐水精制一次盐水工序来的过滤精盐水进入离子交换树脂塔进一步将盐水中微量Ca2+、Mg2+等多价阳离子除去，使其含量小于规定值。从离子交换树脂塔出来的二次精盐水进入盐水高位槽，然后自流进入电解槽。b.电解二次精盐水在电解槽的阳极室进行电解被分解产生氯气。反应式如下所示：KCl e K+ 1/2

14、Cl2电解后的低浓度盐水称为淡盐水送脱氯塔脱氯。在电解阴极室，水被分解产生氢气，反应式如下：H2O e OH- 1/2 H2OH-与由阳极室迁移来的K+结合生成32%碱溶液。电槽阴极室生成的32%碱液流入碱液受槽后分为两部分。一部份碱液通过加入纯水来操纵碱液浓度后循环回到电解槽；另一部份则送蒸发片碱工序。电解槽阳极室和阴极室产生的Cl2和H2被分不送至氯处理和氢处理工序。c.淡盐水脱氯电解产生的淡盐水进入脱氯塔，在真空下溶解在淡盐水中的游离氯被脱出，脱氯后的淡盐水含游离氯约30mg/l经加入碱调节PH后加入K2SO3溶液进一步除去游离氯。脱氯后的淡盐水送至一次盐水工序。脱氯分离出的氯气经脱氯冷

15、凝器冷却、分离水分后由真空泵送氯气总管。(3)蒸发片碱工序从电解工序来的32%KOH，通过双效效逆流降膜蒸发后，使碱液中KOH浓度达48%，一部分送至浓缩单元生产片碱，另一部分送碳酸钾装置或经冷却后进入48%液碱槽贮存。蒸发单元采纳蒸汽做II效蒸发器热源，II效蒸发器中产生的二次蒸汽又作为I效蒸发器的热源。48%的碱液再经降膜预浓缩器和浓缩器浓缩成熔融碱。熔融碱经片碱机冷却制片后，包装出售。降膜浓缩器采纳熔盐作为热载体，在系统中循环使用，熔盐的加热采纳天然气。降膜浓缩器中产生的二次蒸汽作为降膜预浓缩器，故系统中不需外加蒸汽，热利用率高。(4)氯气处理工序从电解工序来的湿氯气先经氯气洗涤塔洗涤后

16、，进入氯气冷却器以冷冻水进行冷却，使氯气温度冷到1215，经水雾分离器送到填料塔与硫酸逆流接触进行第一步脱水，从填料塔出来的氯气再送到泡罩塔与浓硫酸进行逆流接触进一步脱水，从泡罩塔出来后的氯气经酸雾捕沫器后，其氯中含水量低于50PPm，然后经氯气压缩机压缩加压后送氯气用户。干燥过程中产生的稀硫酸通过浓缩装置提浓后循环使用。不足部分由外购浓硫酸补充。(5)废气处理工序装置开停车及事故状态时的氯气先在汲取塔内用循环槽来的汲取碱液进行汲取，汲取反应后的尾气再进入尾气塔进一步用碱液汲取，使排出尾气达标后经风机在25m高处排至大气。同时可依照市场需要将汲取液制成10%NaClO产品。(6)氢气处理单元由

17、电解工序来的湿氢气，温度约85，进入氢气洗涤塔下部，与塔内喷淋冷却水直接进行冷却和洗涤，氢气中所含碱雾及蒸汽冷凝水被冷却水带走，氢气温度降至45。再送入氢气压缩机增压至0.15MPa.G，温度约60，再经(7)液氯工序自氯氢处理工序来的氯气进入液化器，在液化器中，氯气与致冷剂换热被液化，经液氯分离器分离后，液氯流入液氯贮槽，再经液氯泵加压后装瓶。液氯分离器顶部出来的不凝气，经分配台送往废气处理或HCl合成及高纯盐酸工序。(8)氯化氢合成及高纯盐酸工序氯气处理工序的氯气及液氯工序的液化尾气经氯气缓冲罐和氯气管道阻火器、氢气处理工序的氢气经氢气缓冲罐和氢气管道阻火器分不送入二合一石墨合成炉，在炉内

18、进行燃烧，生成氯化氢气体。生成的氯化氢气体经氯化氢冷却水槽和氯化氢冷却器冷却后通过氯化氢分配台部分送VCM装置作原料，部分送高纯盐酸汲取系统。(9)消耗定额32%KOH32%KOH消耗定额（包括一次盐水、二次盐水精制及电解、氯气处理、废气处理和氢气处理）详见下表4-1-3。表4-1-3 32%KOH消耗定额（以1吨100%KOH计）序号名称及技术规格单位数量备注1原盐（KCl 97.39%）kg13902碳酸钾（K2CO398%）kg83高纯盐酸(31%HCl, 折100%HCl)kg464氯化钡 （BaCl2.2H2O98%）kg75亚硫酸钾 K2SO395%kg1.56纯水 电阻率1105

19、-cmm32.87离子交换树脂 l0.00918过滤助剂（-纤维素）kg0.299凝聚剂（TXY）kg0.0310钾碱(KOH以100%计)kg4011低压蒸汽 0.3Mpa（G）t0.512循环水 t=10m39613生产上水 25m3314硫酸98%kg15.015动力电 380VkWh15016直流电耗 DCKWh158017离子膜m20.00618仪表空气 0.6MpaGNm32719工艺空气 0.6MpaGNm3/h400间断20氮气 0.6MpaGNm3/h400开停车21冷冻水+10 t=m31222钾碱(KOH以100%计)Kg/次2800开或停车一次蒸发（KOH溶液从32%浓

20、缩到48%）蒸发消耗定额详见下表4-1-4。表4-1-4 蒸发消耗定额 （以每吨100%KOH计）序号名称及技术规格单位数量备注132% KOHkg31252中压蒸汽0.9MpaGkg7503循环水 t=10m3454纯水 电阻率1105-cmm30.45生产上水 25m30.46仪表空气Nm327动力电 380VkWh7.5片碱（KOH溶液从48%浓缩到95%）片碱消耗定额详见下表4-1-5。表4-1-5 片碱消耗定额 （以每吨100%KOH计）序号名称及技术规格单位数量备注148% KOHkg20802燃料热值kJ3.61063熔盐（一次填充）kg4动力电（380V）kWh555食糖kg0

21、.256循环水 t=10m3357氮气Nm328仪表空气Nm38液氯液氯工序消耗定额详见下表4-1-6。表4-1-6 液氯工序消耗定额（以每吨100%液氯计）序号名称及技术规格单位数量1氯气Cl2=100%kg10032动力电（包括冷冻量） 380VkWh953硫酸 98%kg1.44仪表空气Nm325循环水（冷冻机组用）t=10m360氯化氢及高纯盐酸氯化氢合成及高纯盐酸工序消耗定额详见下表4-1-7。表4-1-7 氯化氢合成及高纯盐酸工序消耗定额序号名称及技术规格单位数量氯化氢（以每吨100%氯化氢计）1氯气Cl2=100%kg9802氢气H2=100%kg303循环水 t=10m344软

22、水（回收热量副产蒸汽用）m30.75高纯盐酸（以每吨31%HCl计）1氯气Cl2=100%kg3052氢气H2=100%kg9.53纯水 电阻率1105-cmm30.854循环水 t=10m3405动力电 380VkWh104.1.10要紧设备方案(1)要紧设备的选型a.电解槽离子膜电解槽是离子膜技术的关键设备。本项目暂按日本旭化成的高电流密度复极式电解槽考虑。其要紧规格如下：电解槽型式ACILYZER-ML32NCH每槽单元数98设计电流密度4.70 kA/m2膜有效面积2.7 阳极材料钛/活性涂层阴极材料镍/活性涂层整流器设计参数14.4 kA / 370 Vb.石墨合成炉石墨合成炉是提供

23、VCM装置所需氯化氢原料的关键设备，VCM装置和离子膜烧碱装置自用盐酸所需的氯化氢的总量约为225吨/天，结合国内目前已有成熟的正压合成炉生产能力，选用单台生产能力大于80吨/天的正压二合一石墨合成炉3+1套。(2)要紧设备表序号设备名称材料数量备注一、一次盐水工序1精制反应槽Q235-A22凝聚反应槽Q235-A13化盐水换热器Ti14一次盐水过滤器Q235-A/FL1+15盐泥压滤机CS/PP1+16溶盐桶给料泵Ti1+17凝聚反应槽加料泵Ti1+18氯化钡溶液泵PVDF19碳酸钾溶液泵PVDF110凝聚剂泵PVDF111澄清桶泥浆泵UHMWPE212精盐水泵Ti1+113精盐水给料泵Ti

24、1+114反洗盐水泵PVDF1+115盐泥压滤机给料泵UHMWPE1+116化盐水槽FRP1+117溶盐桶Q235-A/FL118氯化钡溶解槽Q235-A119碳酸钾溶解槽Q235-A120凝聚剂槽FRP121澄清桶Q235-A/FL122精盐水受槽FRP123精盐水槽FRP124泥浆受槽Q235-A125反洗盐水槽Q235-A126泥浆贮槽Q235-A1（二次盐水过滤）1一次盐水槽FRP12预涂槽Q235-A/HRL1含搅拌3主体给料槽Q235-A/HRL1含搅拌4过滤盐水槽FRP15二次盐水过滤器CS/HRL1+1引进6一次盐水泵Ti1+17预涂泵Ti18主体给料泵PP1+1引进9盐水过滤

25、器泥浆坑泵CI110过滤盐水泵Ti1+111盐水过滤器返洗泵Ti11240-A51.018-96 40-A51.018-96 40-A51.018-96 盐水过滤器泥浆坑砼+FRP1含搅拌图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 图号 DWG. NO. 分项名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期STAGE 图号 DWG. NO. 分项名称图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 图号 DWG. NO. 分项名称SUB

26、PROJECT 项目名称PROJECT 设计时期STAGE 图号 DWG. NO. 分项名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期STAGE 图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 图号 DWG. NO. 分项名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期STAGE CCECC96208 分析化验 9610-1-49-0320-3 图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 二二次盐水精制及电解工序（包括脱氯

27、）(一)二次盐水精制1树脂过滤器20/RLL1引进2回收盐水槽FRP13废水槽FRP14盐水高位槽TA215盐水加热器TA226回收盐水泵CS+F417废水泵CS+F418离子交换树脂塔16MnR/RLL3引进9离子交换树脂捕集器16MnR/RLL1(二)电解及修槽1碱液中间槽Ni/Q235-A12盐酸槽FRP13纯水槽FRP14淡盐水受槽TA215碱液受槽N6+16MnR16碱液高位槽N6+16MnR17阳极液排放槽FRP18阴极液排放槽0Cr18Ni919碱液中间换热器N6110仪表冷却器TA2111阴极液冷却器N6112碱液中间槽泵20合金1+113盐酸泵PVDF1+114纯水泵304S

28、S1+115淡盐水泵Ti1+116碱液泵Ni1+1引进17阳极液排放槽泵Ti118阴极液排放槽泵20#合金119电解槽Ti/A283Gr.C/Ni6引进20电解槽用吊车组合件121油压动力单元(含泵、冷却器等)组合件1套引进27油压分配器（右）（含油缸和阀组）6 套引进28油压分配器（左）（含油缸和阀组）6 套引进29修槽设备1 套部分引进30离子膜698 张引进(三)淡盐水脱氯1脱氯真空泵含分离器和冷却器引进2亚硫酸钠槽0Cr18Ni91含搅拌3脱氯塔冷凝器TA2/16MnR14仪表冷却器TA225脱氯盐水泵Ti1+16亚硫酸钠泵304SS1+17脱氯塔TA21三蒸发固碱工序(一)蒸发单元1

29、I效降膜蒸发器SS1引进2II效降膜蒸发器LC-Ni/CS1引进3碱换热器LC-Ni/CS1图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 4碱预热器LC-Ni/CS1引进5成品碱冷却器HAC-276/CS1632%KOH泵SS3161+1743%KOH泵SS3161+1848%KOH泵Ni1+1引进948%KOH输送泵SS3161+11032% KOH 贮槽SS3161+11148% KOH 贮槽SS3161+112表面冷凝器SS/CS113真空泵CS1+1(二)浓

30、缩、片碱单元1降膜预蒸浓缩器Ni/SS1引进2降膜浓缩器Ni/SS1引进3闪蒸器Ni1引进456% KOH泵Ni1+1引进5片碱机Ni/SS/CS1引进6冷却水冷却器SS304/CS17冷却水泵CS1+18冷却水槽16MnR19包装秤SS/CS1+1引进10输送机SS/CS111封袋机CS112燃烧系统CS1引进13助燃空气风机CS1引进14熔盐加热器15Mo3/16Mo31引进15助燃空气预热器CS1引进16熔盐泵HRS1引进17熔盐槽CS118熔盐19烟道气烟囱CS120表面冷凝器SS/CS121真空泵CS1+122冷凝水泵SS1+123冷凝水槽SS124糖液计量泵SS1+1引进25糖溶解

31、槽SS304L2含搅拌四氯气处理工序1氯气压缩机组含冷却器和气液分离器CI2成套引进2氯水冷却器Ti13氯气冷却器Ti14循环酸冷却器HAC-2761598%硫酸冷却器316L16水雾分离器FRP1引进Monsanto过滤元件7酸捕沫器16MnR1引进Monsanto过滤元件8氯水循环泵Ti1+19硫酸循环泵HAS-C1+140-A51.018-96 40-A51.018-96 98%硫酸泵PVDF1+111浓硫酸泵PVDF112稀酸泵HAS-C113氯气洗涤塔FRP114填料干燥塔PVC/FRP115泡罩干燥塔PVC/FRP11698%硫酸贮槽Q235-B11798%硫酸高位槽Q235-A1

32、18稀酸贮槽PVC/FRP119稀硫酸回收单元组合件1套成套20单梁桥式吊车组合件1五废气处理工序1循环液冷却器Ti12尾气塔冷却器Ti13汲取塔FRP14尾气塔FRP15循环槽FRP1+16配碱循环槽FRP1+17成品贮槽FRP18NaOH贮槽SS31629汲取塔循环泵Ti1+110尾气塔循环泵Ti1+111成品输送泵Ti112NaOH泵SS316113风机Ti1+1六氢气处理工序1氢气压缩机组含冷却器和氢水分离器CI2+1成套引进2氢气冷却器16MnR23循环液冷却器SS14水雾捕沫器16MnR1引进Monsanto过滤元件5氢气洗涤塔16MnR16洗涤液循环泵304SS1+17冷凝水收集

33、槽Q235-A18单梁桥式吊车组合件1防爆七液氯工序1氯气液化装置含螺杆式冷凝机组、液化器、液氯分离器组合1+22硫酸冷却器2013吊车CS14液氯泵16Mn1+15液环泵CI1+16试压泵CS17硫酸分离器16MnR18液氯贮槽16MnDR3+19液氯汽化器16MnDR1+110排污槽16MnDR111中和槽PVC112废气缓冲罐16MnR113磅秤CI4+1带过装报警仪14液氯钢瓶16MnR4016MnR100八氯化氢合成及高纯盐酸工序1氯化氢冷却器石墨3+1与二合一石墨合成炉配套2氯化氢冷却槽石墨3+1与二合一石墨合成炉配套3水流喷射器石墨2+1特大号,随合成炉成套供货4氢气管道阻火器C

34、S/（砾石）3+15氯气管道阻火器CS/（砾石）3+16循环液泵PVDF1+17高纯盐酸泵PVDF1+18二合一石墨合成炉不透性石墨3+1副产蒸汽9降膜汲取器石墨2随二合一合成炉成套供货10尾气汲取塔石墨2随二合一合成炉成套供货11氯气缓冲罐16MnR112氢气缓冲罐16MnR113循环液槽FRP114高纯盐酸贮槽FRP2+115冷凝酸液封槽FRP116盐酸液封槽FRP24.2碳酸钾装置4.2.1 工艺方案的比较及选择碳酸钾的生产方法要紧有离子交换法、隔膜电解氢氧化钾二次碳化法（简称电解法）、离子膜氢氧化钾流化床制碳酸钾化法（简称流化床法）三种工艺。 （1）离子交换法离子交换法是将氯化钾溶液逆

35、流通过阳离子交换柱使R-Na树脂变成钾型R-K除氯；用碳酸氢铵顺流过树脂交换柱使R-K变成R-NH3制得KHCO3和NH3HCO3混合溶液；再将氯化钾溶液送入离子交换柱中，使铵型树脂再生为钾，循环使用，所得氯化铵溶液，可作为肥料。经离子交换得到的碳酸氢钾和碳酸氢铵混合溶液经浓缩分解碳酸氢铵得碳酸钾，经除氯化钾和钾钠复盐后，所得溶液再经碳化得碳酸氢钾，再经结晶、分离、水洗、煅烧后，即得精制碳酸钾成品。该工艺的特点是：原料易得、工艺流程较短、设备简单；但能耗高、成本高、产生大量氯化铵废液。（2） 电解法电解法是将氯化钾溶液电解得浓度为1015%，再经蒸发浓缩并除氯化钾，经预预碳化得粗碳酸钾，接着碳

36、化可得碳酸氢钾结晶，晶体经离心分离、水洗和煅烧后，即得精制碳酸钾成品。该工艺的特点是：原料易得，但工艺流程长、设备较复杂、能耗较高，投资大，占地多。使用金属阳极电解槽有石棉绒的污染。（3） 流化床法流化床法是将采纳先进的离子膜电解制得高纯的32%氢氧化钾先经蒸发浓缩到48%KOH，然后送入流化床反应器内将碳化、蒸发、结晶、煅烧等工序一步完成，得到高纯的碳酸钾成品。也可用43%KOH先在碳化塔中碳化得K2CO3乳液，通过滤后送入流化床内完成蒸发、结晶和煅烧得到高纯的碳酸钾成品。该工艺的特点是：工艺先进、流程短、操作操纵简单、节能、设备少、投资少、占地少。随着离子膜电解技术的普及，流化床工艺的优点

37、越来越明显，得到了迅速的进展。因此本项目将采纳先进的流化床工艺技术。考虑到采纳流化床反应器更为简单，可研时期暂按使用流化床反应器来考虑。4.2.2 工艺流程及消耗定额（1）工艺流程简述自氢氧化钾装置来的48%KOH经加料泵进入流化床反应器的喷嘴，KOH液被雾化；自合成氨装置来的CO2与天然气燃烧炉燃烧后生成的高温CO2混合使气体被加热，然后进入流化床反应器底部，使雾化的KOH被碳化，同时排出尾气将水分带走而得到K2CO3颗粒。碳酸钾颗粒从流化反应器下部流出经振动输送机、冷却器、斗式提升机送入振动筛进行筛分，粗颗粒经磨碎后与细颗粒一并作为晶种返回流化床反应器；合格的碳酸钾颗粒经分配漏斗、振动给料

38、器进入碳酸钾料仓，经包装、缝袋后送入仓库。 流化床反应器的不凝气和水蒸汽，经旋风分离器，大部份碳酸钾粉末分离返回流化床反应器内，气体经洗涤塔洗涤后放空。洗涤塔的循环液达到一定浓度后可送回流化床反应器。（2）消耗定额，见表4-2-1表4-2-1 碳酸钾消耗定额（以每吨100%碳酸钾计）序号名称及技术规格单位数量备注1二氧化碳（CO2：100）Nm395.002天然气Nm398.003氢氧化钾（100KOH计）吨0.8134循环水 t=10m385仪表空气 0.6MPaGNm3206装置空气 0.6MPaGNm397动力电 380VkWh1008纯水吨1.54.2.3自控技术方案（1） 本装置采纳

39、生产操纵水平较高的DCS（集散操纵系统）系统及与其相应配套仪表，在操纵室内通过DCS系统和其他自动化设备对整个装置实现集中监视和集中操纵。（2） 本装置的仪表及自动化设备的选用，差不多上立足国内，可选用合资企业或引进技术生产的性能优良的仪表。由于本装置采纳的是国外的先进工艺技术，工艺流程短，不单独设立操纵室，将和其它装置合用。4.2.4 要紧设备方案（1） 要紧设备的选型a. 流化床反应器采纳将48%KOH的碳化、蒸发和煅烧一步完成的先进设备。该设备具有投资省、操作方便、节约能源等优点，是生产碳酸钾的关键设备之一。b. 燃烧炉该设备是为流化床反应器提供热源及反应所需的部分二氧化碳，与流化床反应

40、器直接连接，也是生产碳酸钾的关键设备之一。（2） 要紧设备表序号设备名称材料数量备注1燃烧炉空气鼓风机CS2图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计时期 STAGE 专业 SPECIAL 2返料鼓风机CS4引进3工艺气体鼓风机CS2引进4产品分配器CS2引进5燃烧炉HRS/CCS2引进6返料注射器SS4引进7粉碎机SS/CS2引进8流化床反应器Inc/SS2引进9成品冷却器CS2引进10出料旋转阀CI/CS2引进11细粉进料旋转阀CI/CS4引进12出料螺旋输送器SS2引进13振动筛SS/C

41、S2引进14定量包装称CS4引进15斗式提升机SS/CS216旋风分离器SS/CS21748%KOH液泵SS2+218洗液循环泵SS2+219洗液输送泵SS2+220洗液泵SS221尾气洗涤塔SS222洗液贮槽CS223振动输送器SS/CS4引进24皮带输送机CS225料仓CS24.3 天然气制乙炔装置4.3.1（1）原料路线确定的原则和依据乙炔可用电石和烃类作原料，而烃类又以天然气更为普遍。电石法（特不是湿法）是国内普遍采纳的生产方法，利用碳化钙和水作用生成乙炔。此工艺技术成熟、安全可靠，对电石粒度要求不严格，反应热易撤走，易于治理和操作。缺点是电耗大，电石渣处理比较苦恼。天然气为原料生产乙

42、炔工艺技术先进，操作安全，节能效果好，所产生的废物便于处理。依照本项目的实际情况格尔木富产天然气和环保方面的综合考虑，本方案选用天然气生产乙炔的工艺路线。目前，以天然气为原料生产乙炔的方法要紧有等离子法和部分氧化法两种，以部分氧化法最为成熟、可靠，在世界上建厂也最多。等离子法，现在运行的工厂甚少，仅有德国Marl有一个30000吨/年能力的以C4为原料的工厂。烃类在高温电场下的等离子流中裂解，再经除尘、冷却、碱洗、油洗、甲醇/NMP洗涤回收乙炔。其电耗甚高，高达14000kWh/吨乙炔,而且技术来源困难，技术费用专门高。天然气部分氧化法生产乙炔的工艺过程可大体分为两个要紧部分，即部分氧化和提浓

43、。在部分氧化单元，原料天然气在没有任何催化剂和热载体存在的情况下，与氧气进行火焰反应并裂解，制得含乙炔约8%（体积）的裂解气。在提浓单元，裂解气在加压、常温条件下用N甲基吡咯烷酮（NMP）作汲取剂将乙炔提纯，获得纯度约99%（体积）的粗乙炔。再经后续用户进一步精制得到符合要求的精乙炔。副产的尾气富含CO和H2，可用作合成甲醇或合成氨的原料，也可用作提取CO或H2的原料。 本项目选用天然气部分氧化法生产乙炔。（2）国内、外工艺技术概况目前，可用于本装置的部分氧化制乙炔技术来源有两个：一个是以四川维尼纶厂引进的德国BASF技术为基础的部分氧化法技术或德国本土的BASF部分氧化技术，另一个是乌克兰的

44、部分氧化法技术。四川维尼纶厂引进的德国BASF技术已有二十年历史，已超过了专利技术的爱护年限，再建厂已不存在对BASF技术侵权，但要向四川维尼纶厂购买使用权。乌克兰部分氧化制乙炔技术由乌克兰国家化学工程研究设计院提供，该院为前苏联氮素合成研究设计院北屯列斯克分院，有雄厚的技术势力。自50年代开始就着手天然气乙炔的研究和开发工作。在此过程中（60年代）从德国BASF公司和比利时SBA公司各引进一座乙炔工厂，每座乙炔工厂均为17500吨/年的生产能力。在引进技术的基础上，结合该国自己的研究成果设计了第一套年生产能力为35000吨的天然气乙炔工厂，于1968年在涅温诺梅斯克投产。经强化后生产能力达4

45、0000吨/年。此后，乌兹不克的拉维市氮化学联合体、俄罗斯诺夫易罗及氮化学联合体、俄罗斯新莫斯科斯克氮化学联合体的天然气乙炔装置均由该院设计。这些工厂的乙炔总产量占独联体国家乙炔总产量的60%，至今仍在运行。（3）工艺技术方案的比较和选择理由与四川维尼纶厂引进的BASF技术比较，乌克兰的技术具有以下优点：a 核心设备乙炔炉，烧咀为旋流式，单烧咀，结构简单，反应室为圆形且上段不结炭。刮炭操作每隔四小时一次，液动操作，单台能力为10000吨/年。b 在工艺天然气中加入适量抑制剂氧，阻止乙炔炉早期着火。c 提浓工段的主塔均为穿流式筛板塔。据介绍不易堵塞，不需经常更换塔盘。d裂解产生的炭黑，经分离成为

46、炭黑浆，不经浓缩便送去焚烧。炭黑焚烧较为完全，且烧除了装置排放的废水，使整个装置正常情况下无废水排放。e提浓工序排出的聚合物浆也送焚烧炉烧除。f乌克兰的技术中，部分氧化单元的单线生产能力为10,000吨/年，而四川维尼纶厂引进的BASF技术的相应部分的生产能力只有7,500吨/年。综上所述，乌克兰的技术有一定的优势，但国内无生产操作经验，需要引进技术，而以四川维尼纶厂引进的BASF技术为基础的技术，国内有设计、操作和生产经验，除少数设备外可全部国产化，但也有一个技术使用权转让问题。尽管四川维尼纶厂现有的乙炔装置生产能力约为30000吨/年、37500吨/年，而本工程所需的乙炔装置生产能力约为4

47、5000吨/年，但从上述规模扩至为45000吨/年不存在技术风险。不管是BASF部分氧化技术依旧乌克兰部分氧化技术，都源于BASF，其生产流程、建设投资和消耗都差不多。因此，是采纳乌克兰的乙炔生产技术依旧四川维尼纶厂现有的乙炔生产技术或直接向BASF购买技术，待今后视技术来源的可能性而定，现暂以四川维尼纶厂的技术指标为研究依据。（4） 引进技术和设备本装置的大部分设备都能做到国产化，仅裂解气压缩机和循环气压缩机国内技术尚不太过关。为稳妥起见，拟从国外引进上述两种设备。假如引进乌克兰技术，因属首次，建议还要引进关键设备乙炔炉。4.3.2 工艺流程讲明和消耗定额（1）工艺流程讲明a 概述本装置以天

48、然气为原料，氧气为辅助原料，经部分氧化生产乙炔，要紧由以下几个工序组成：（a）部分氧化工序（b）裂化气压缩工序（c）乙炔提浓（d）溶剂处理和溶剂贮存（e）炭黑水处理工序（f）界区内公用工程（g）乙炔加压工序b. 部分氧化工序(a) 天然气预热从天然气总管来的0.6Mpa(G)天然气通过分离器除去水分后，经调节减压至0.3Mpa(G)，进入天然气加热炉，天然气的流量由调节阀调节。天然气进入加热炉前，在天然气过滤器中除去铁锈等固体物质以幸免铁锈在高温下被CH4还原再遇氧剧烈氧化发生早期着火现象。同时还在加热炉入口天然气中加入水蒸汽，防止天然气预热不均、结焦、炭化及混合器早期着火。天然气加热炉中，天

49、然气从30被加热到最高650。为了防止天然气中高级烃类发生裂解，天然气加热炉采纳大的气流速及对流段（上段）天然气与燃烧气逆流，而辐射段（下段）则为并流方式，使炉内管壁与天然气之间形成一个较小的温度梯度，消除局部过热现象。出口天然气压力大约为0.135 Mpa(G)。当天然气加热炉火焰熄灭和温度过高时，联锁系统启动切断燃料气，使本单元部分联锁停车，并通入氮气。(b) 氧气预热氧气总管来的0.25 Mpa(G)氧气由流量比值调节系统依照进入天然气加热炉的天然气流量来调节进入氧气加热炉的氧气流量。同样在加热炉中氧气预热到650。该炉采纳与天然气加热炉相似的高气速及结构型式，以保证氧气被逐渐加热。加热

50、炉出口氧气压力为0.135 Mpa(G)。氧气加热炉也用天然气作燃料气，操纵方式与天然气加热炉相同。(c) 乙炔炉中的反应乙炔炉进行部分氧化反应，其反应式如下：2CH4C2H2+3H2 402kJ通过加热炉的氧气和天然气，在最高温度650和0.135 Mpa(G)下，分不进入乙炔炉上部的混合器中混合，混合过程中如因局部氧比较高、停留时刻过长或因杂质的带入造成早期着火，则由压差监视，首先自动吹入1500m3在烧嘴板内及下部设置了轴向和径向的辅氧，用于正确限制火焰反应开始的位置，并稳定反应火焰。辅氧流量由调节阀调节。乙炔炉中反应生成的炭黑一部分被淬火水洗去，一部分被裂化气带走，还有一部分则沉淀在反

51、应室侧壁，形成炭黑结块，必须定时用刮炭棒刮除炭黑。刮下的焦炭和洗下的炭黑随淬火水排入焦炭分离器，在此水和部分轻炭黑与焦炭分离，上层水和轻炭黑进入炭黑水集合管与冷却塔、电除尘器排出的水汇合，重力流入炭黑水洗槽单元处理后循环使用。焦炭分离器下部的焦炭和部分水排入地沟，流入炭黑洗槽单元处理。乙炔炉为了幸免烧嘴板和反应室在高温下变形和烧坏，设置了冷凝水夹套冷却。当冷凝水回流过低时，就会联锁停车，同时切断氧气供给。此外，为了部分氧化单元的安全运行，对乙炔炉采纳了安全可靠的自控联锁爱护系统，包括：烧嘴板温度高限报警联锁、反应室的温度高限或低限报警联锁以及乙炔炉裂化气出口压力高限或低限报警联锁等措施。(d)

52、 裂化气的冷却和净化离开乙炔炉的裂化气被水蒸汽饱和，其温度为89左右，压力约为5.0 Mpa(G)，在冷却器中直接用炭黑水喷淋冷却。裂化气从下往上流过冷却器，冷却到60左右后，从冷却器下段顶部流出进入电除尘器。冷却器下部出来的裂化气进入电除尘器再次除去裂化气中的炭黑。电除尘器上部喷淋少量软水，使两电极间气流中的炭黑被带负电荷的小水滴捕集，被电离水包围的炭黑颗粒就沉淀到沉淀电极板上，然后被连续水膜冲掉，炭黑水从底部排出，除尘后的裂化气返回冷却器。裂化气冷却塔上段和下段用水封气密隔板隔开。所用大部分冷水水来自炭黑水循环系统，分不在水封之上和之下进入裂化气冷却塔。塔顶部注入软水进行最后冷却和洗涤，洗

53、涤后的35的裂化气去气柜或裂化气压缩机。裂化气冷却塔的三股喷淋水均由调节阀调节操纵。为幸免水蒸汽在高压绝缘箱体冷凝而击穿漏电、炸裂，在电除尘器的箱体夹套内通入不低于100的蒸汽保温。在上部电缆绝缘子中连续通入氮气爱护，幸免外界空气进入形成爆炸性气体。开车时，为了防止炭黑沉积在绝缘子上产生漏电，用100天然气吹扫绝缘箱体。电除尘器的出口管道上设有在线氧含量自动分析仪监视裂化气中含氧量，当含氧量高于高限时，就自动切断电除尘器的高压电源，该单元临时停车，同时在电除尘器上设有两个防爆膜片，当压力超过0.02 Mpa(G)时防爆膜片破裂。从裂化气冷却塔顶部出来去气柜的精制裂化气，在去裂化气气柜的管线上，

54、设有一支管，通向水封，水封罐的浸没深度较氧化单元的其它水封小，这作为乙炔炉系统的安全装置，当系统内压力升高时，此水封首先起作用，自动而安全地把裂化气导入公用火炬。在紧急情况下，单元临时或紧急联锁停车时，相应电磁阀打开，裂化气去火炬放空燃烧，同时另外相应电磁阀关闭，切断去气柜的裂化气。c. 裂化气压缩工序（a）裂化气气柜：从部分氧化工序来的反应气储存在6kPa下操作的约12000米3容积的气柜中。其储存能力足够容纳约10分钟内生产的反应气。因为气柜在操作过程中能够装到约70%的体积，因此当反应气生产完全停止5分钟也不需要关闭提浓工序。气柜的缓冲容积可使部分氧化和提浓工序的操作连续约5分钟，从而提

55、供了较高程度的无故障操作。通过摆锤管（“U”型管）可向气柜供气或从气柜放气。在紧急情况下，阀门自动打开，气柜内的水就充满“U”型管。“U”型管可通过水封放水而使反应气不致逸出。在气柜的位置低时蒸汽透平的转速下降，最低可达原来的70%左右，并打开压缩机附近的旁通阀。气柜位置过低时就会切断压缩机。在气柜的位置高时，旁通阀关闭而蒸汽透平的转速增加，气柜位置过高时就使部分氧化工序关闭。（b）反应气的压缩从部分氧化工序出来的反应气约含8%（体积）的乙炔，在气柜的摆锤管之后与来自提浓工序的两股富乙炔循环气流合并，形成含乙炔约11%（体积）的混合气。差不多完全利用乙炔的最大许可分压（1.43kg/cm2）。

56、反应气混合物可被压缩到约12kg/cm2（绝压）。当压缩混合气的乙炔含量高于11.8%（体积）时，分析器就会发出警报。为了防止气体中的乙炔浓度超过正常值，采取了下列预防措施：一，使富乙炔循环气流不能进入气柜，而把富乙炔循环气流送入去气柜的摆锤管之后的反应气管路；二，反应气流量小时，操纵循环气I（乙炔含量约为两股循环气流中乙炔含量的90%）的比例调节器可防止反应气混合物中乙炔浓度的升高。安全水封使循环气II压力不至过高。循环气I的水封设在提浓工序中。用两段螺杆压缩机将接近1大气压的反应气混合物压缩到最终许可压力12kg/cm2（绝压）。考虑到待压缩的气体量变化，因此设置了两台压缩机并联。压缩机用

57、蒸汽透平驱动。高压段直接驱动。低压段则通过传动装置驱动。采纳螺杆压缩机的缘故是它们能处理污染气体而不阻碍操作的安全。反应气含有许多可生成聚合物的微量物质。为抑制聚合（高温有利于聚合），采纳了向吸气管内喷水的方法，将各段出口气体温度操纵在80度以下。发出高温警报时，压缩机会停车。向压缩机供应的密封水，一部分水通过充满密封水的浮动环漏入压缩机内，另一部分水循环使用。设在压缩机各段后面的安全阀会在排气压力过高时打开，并将排出气体送入吸气管。还装有紧急排气设备，这些排气设备用于开车，以及压缩机停车。从压缩机各段出来的反应气分不在中间冷却器和最终冷却器中用水直接喷淋，使之冷却到45度左右，为了防止冷却器

58、的淋洒系统被聚合物堵塞，直接冷却器中的喷淋密度应高一些。用泵将直接冷却器用的喷淋水升压到所需压力。当最终冷却器出来的反应气升到所需压力时，相应的压力开关就打开有关的阀，反应气送往提浓工序。冷却器的喷淋水在液位操纵下靠泵或靠本身的压力流到脱气塔中（在液位高时压缩机被停车）。由于与反应气接触而溶于水中的乙炔用提浓后的尾气吹除。这些冷却水送入脱气塔顶部，并由水喷嘴分布在喷淋系统上，于此与从塔底引入的尾气逆流接触而将乙炔带走，得到的气体混合物返回压缩工序。脱气塔底部积储的水经液位操纵后通过水封流到凉水塔中。d. 炭黑水处理工序（a）炭黑水系统乙炔炉下部淬火水，裂化气冷却塔冲洗水及电除尘器冲洗水，三股炭

59、黑水自流汇合到炭黑水收集总管，在脱气罐脱水后流到各炭黑洗槽，经刮炭处理后，炭黑去焚烧装置，较洁净水一部分用泵直接返回作各列乙炔炉上、中环淬火水，大部分经凉水塔冷却后用泵送到各用户，其中一路返回乙炔炉作下环淬火水。（b）烧嘴板冷却水系统由各列烧嘴板来的冷却水收集在常压接收槽中，然后由泵并经冷却器冷却后到收集槽，然后返回各列烧嘴板，当收集槽液位低于低限，由液位操纵器使本单元（氧化）部分大联锁停车。（c）炭黑水冷却应于凉水塔中冷却的炭黑水包括三股：a、来自炭黑分离池的炭黑水；b、用于反应气压缩时直接冷却的喷淋水；c、在提浓工序蒸汽喷射器操作中用于冷凝喷射蒸汽和气流中所带的蒸汽的冷却水。后两股水在凉水

60、塔中共同冷却时，才与炭黑水接触。这确实是上述三股水通称为“炭黑水”（即含微量炭黑水）的缘故。来源不同的热炭黑水（平均温度约为63度）重力自流入凉水塔的热水池中，并借助三台液下泵中之两台，送到双曲式凉水塔的配水槽。热水池的水位借助液位操纵器来保持。如此就保证：泵的浸入深度可不能低于所需的深度；因而可不能吸入空气。从配水槽出来的水在填料层与塔底上升的空气逆流接触，并部分汽化而冷却后，并收集在凉水塔主收集池内。主收集池内的水位和冷水池内的水位是相同的，因为冷水池和主收集池是相通的，中间没有隔墙。水位由水位报警器监控。在水位高时，水就经排出装置排入下水道，若发生低水位报警，就可能出现如此的危险，即用来