年产十万吨烧碱工艺

第一章工艺路线的选择目前世界上生产烧碱的方法有4种：隔膜法、水银法、离子膜法、苛化法。隔膜法、水银法和离子膜法都是通过电解盐水生产烧碱；而苛化法则是以石灰和纯碱为原料制取烧碱。苛化法目前仅在少数地区采用，我国苛化法烧碱仅占总产量的1.5％左右。水银法烧碱含盐量低，产品浓度高，质量好，但是该法对环境污染严重，其汞害对人体有很大危害，联合国环境保护组织已要求逐步取代该法。隔膜法在国内外均广泛采用，该法早期为石墨阳极电解槽，在组装电槽中会产生大量铅和沥青烟雾，在操作中会生成石棉绒碱性污水和石棉绒粉尘，同时该法能耗非常大，因此从20世纪70年代国内外开始用金属阳极电槽取代石墨阳极电槽。目前发达国家已完全淘汰石墨阳极电解槽。我国的石墨阳极装置每年尚有约20多万吨的产量，国家已将其列入淘汰类工业生产能力。与石墨法相比，金属阳极隔膜法在技术上有了很大的提高，但能耗依然较高，产品质量较差，同时仍存在一定的石棉绒污染问题。离子膜法是20世纪80年代发展的新技术，能耗低，产品质量高，且无有害物质的污染，是较理想的烧碱生产方法，故本次设计选用离子膜法。与金属阳极隔膜法相比，离子膜法具有以下优点：(1)工艺流程简单。由于离子膜法电解液浓度高，因此不需要蒸发工段即可获得30％以上的产品。(2)能耗低。由于碱液浓度高、纯度高，大大减少了蒸汽的消耗，同时电解工段的电耗和循环水耗也大幅度降低，离子膜法比隔膜法总能耗低30％以上。(3)污染程度低。离子膜法生产装置排出的废液、废气均能做到回收利用，达标排放，对环境几乎没有污染。(4)产品纯度高。离子膜碱为高纯度产品，可满足纺织化纤行业对高纯碱的要求。(5)装置占地少。离子膜法装置占地较隔膜法装置要少40％－50％。(6)生产稳定，安全性高。离子膜法生产弹性较大，电槽能适应电流负荷的较大幅度变化，迅速调节负荷；同时离子膜法开停车安全方便，操作维修简单，同时劳动强度低。第二章精制盐水工段2.1精盐水指标离子膜制碱工艺的盐水是由电解装置返回的淡盐水和化学处理的精制盐水组成。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，。二次盐水精制设备由过滤器和树脂塔组成，制取符合要求的精盐水。原盐溶解后的粗盐水中含有Ca、Mg及不溶物固体等杂质，过多的Ca、Mg等杂质将会加大二次盐水精制螯合树脂塔的负荷，缩短再生周期，严重时会使螯合树脂塔出现穿透现象，因此对Ca、Mg含量有一定要求。盐水中的游离氯会破坏螯合树脂的结构，使之失去螯合作用；有机物会附着在螯合树脂上，影响螯合树脂的吸附效果，将严重影响精盐水质量，对离子膜造成不可恢复的损伤，从而降低电流效率。因此，必须将进入电解槽的盐水中的杂质除去,这就是盐水精制过程。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）。离子膜法制烧碱工艺对精盐水各项指标的要求十分严格，精盐水的各项指标见表2.1。表2.1精盐水指标名称指标（质量分数）名称 指标（质量分数）Ca0.02Mg0.02Ss1.00Fe0.02Ni0.02Al0.10Si0.50表2.1中所列各项指标中任何一项不合格都会造成严重后果，甚至造成系统停车。因此，盐水精制十分重要，需寻找从化盐到盐水精制合格的最佳工艺条件。2.2原盐质量严格控制进厂原盐的各项质量指标是盐水生产的重要环节。原盐不合格将加大生产难度，甚至无法生产出合格的精制盐水，质量指标见表2.2。表2.2原盐质量名称NaClCaMgSi水不溶性杂质水溶性杂质水分指标%951.0-2.00-1.00.01≤0.02≤1.00≤3.30其中钙、镁离子的比值应大于1。硅含量绝对不能超标，如钙、镁离子比值等于1时，需根据实际含钙、镁离子的量，适当加入钙化合物以补充钙离子量，使钙、镁离子比值达到1以上。但是，镁离子质量分数大于2％的原盐就不能进厂用于生产。如硅含量不合格，在盐水精制过程中会因无法除掉大量硅化合物，而造成盐水二次精制困难，甚至使树脂塔无法正常运行从而造成停车。2.3淡盐水脱氯及过碱量控制化盐用水主要由脱氯的淡盐水和地下上水构成。精制后的盐水含氯会造成炭素管过滤器损伤，原因是炭素烧结管是由炭粉加石油焦烧结而成的多微孔炭素材料，该材料耐酸碱，但与氧化剂易发生反应因而会造成过滤效果差。严重时造成炭素烧结管骨架变形，所以要求盐水脱氯工序必须平稳，含氯盐水不能进入化盐工序。另外淡盐水过碱量要求控制在0.02g/L以下，过高会加大一次精制反应难度，甚至造成一次盐水发浑。2.4粗盐水含量、温度以及流量因为精制后的盐水要求控制NaCl的质量浓度在(305±5)g/L之内，粗盐水中NaCl的质量浓度应控制在(307±5)g/L之内，不能波动太大，否则盐水相对密度变化较大影响盐水澄清速度，延长澄清时间甚至造成一次盐水含钙镁不合格。所以要求粗盐水中NaCl的质量浓度应控制在(307±2)g/L为最佳。精盐水的温度根据装置热损失的情况最好控制在(65±5)℃，温度过高容易造成能耗上升，精制剂失活；温度过低会延长精制反应时间，不利反应沉淀物生成。粗盐水温度最好控制在(65±5)℃。精盐水流量应稳定，不能忽快忽慢。工业化生产要求平稳运行，粗盐水流量不稳定会造成精制剂加入量反复调整。精制反应不稳定会影响钙、镁离子絮凝，从而造成盐水质量下降。盐水流量不稳定也会造成澄清桶内盐水上升速度不稳定，影响沉淀物的下沉速度，严重时会造成澄清桶返浑。2.5精制剂的配制在精制剂配制过程中要求浓度合格，温度合格。浓度不合格就会影响精制剂的加入量。进而影响盐水的浓度。精制剂加入过多会造成NaCl的质量浓度低于300g/L；加入量过少可造成盐水浓度过高，易形成结晶。所以要求精制剂必须配制合格，液体温度应控制在60～65℃。2.6助沉剂配制大部分助沉剂为螯合物。在水中溶解较慢并且不能激烈冲击搅拌。在配制过程中应慢慢均匀加入，在微搅拌下溶解半小时才能使用。2.7精制反应时间精制反应要充分，并且控制适当。反应时间不够会造成盐水质量下降，甚至造成盐水发浑。2.8炭素管过滤器性质及工作要求炭素管过滤器主要用于除掉盐水的悬浮物。如果炭素管过滤器运行不好，会造成悬浮物进入螯合树脂系统，从而使树脂失活，大大降低树脂性能。炭素管的微孔平均直径约为一百一十微米。在工作时，表面预涂2.0～3.0mm的α-纤维素，α-纤维素根据炭素烧结管的微孔直径要求，粒度为100～250µm。要实现炭素烧结管良好的过滤效果，就要保证α-纤维素涂层均匀，过滤压力稳定。2.9树脂塔的操作要点在过滤后的二次盐水中，Ca、Mg的质量分数约为，但是并不能满足于离子膜法电解槽的盐水纯度要求。因此盐水在一次精制的基础上还需要二次精制。目前盐水的二次精制工艺都是螯合树脂法，通常采用2或3台树脂塔串联，盐水自上而下经过树脂床，从塔底流出再到精盐水池。在塔内盐水中的Ca、Mg与树脂发生离子交换：2.9.1树脂塔最大流量树脂塔树脂填充量确定后，最大流量也确定。树脂吸收盐水中的Ca、Mg、Sr等离子时，要有充分的接触时间，如果流量过快。导致2价离子不能被树脂吸收即被送走，所以树脂塔盐水流量应尽量保持平稳。2.9.2盐水温度树脂吸收速率随温度升高而加快，但温度过高会造成树脂强度下降，因此盐水最佳控制温度应在(60+5)℃。2.9.3盐水pH值盐水pH值在7~8时为树脂吸收阴离子的最佳值，大于10时，阳离子易形成分子氢氧化物，树脂只能螯合阳离子不能吸附、Ca(OH)2等分子物质。2.9.4树脂塔压差控制树脂塔进出口压差不能超过0.1MPa，树脂塔压差过高会造成树脂破碎。如发现压差过高应及时检查原因并及时更换补充树脂。第三章电解工段的物料衡算3.1离子膜交换原理Donnon膜理论阐明了具有固定离子和对离子的膜有排斥外界溶液中某一离子的能力。在电解食盐水溶液所使用的阳离子交换膜的膜体中有活性基团，它是由带负电荷的固定离子如SO、COO，同一个带正电荷的对离子Na形成静电键，磺酸型阳离子交换膜的化学结构简式为：由于磺酸基团具有亲水性能，而使膜在溶液中溶胀，膜体结构变松，从而造成许多细微弯曲的通道，使其活性基团中的对离子Na可以与水溶液中的同电荷的Na进行交换。与此同时膜中的活性基团中固定离子具有排斥Cl和OH的能力。水化钠离子从阳极室透过离子膜迁移到阴极室时，水分子也伴随着迁移。至此离子成功交换。3.2电解槽内物料衡算3.2.1计算依据：（1）供给盐水规格：NaCl：310g/L重度：d=1.19kg/L精制盐水中杂质忽略不计（2）阴极夜NaOH浓度32%重度d=1.31kg/L（80℃）（3）阳极液NaCl：210g/L重度：d=1.12kg/L电解槽中进行的副反应所产生的杂质忽略不计3.2.2计划任务100%烧碱：100kt/a，每年按300天计算，每天24小时。每小时产碱量：/=13888.89kg/h3.2.3电解槽选型根据年产量并综合技术先进性、效率等各方面因素，通过查阅资料决定选用日本氯工程公司电解槽，其参数见表3.1.表3.1电解槽参数名称参数名称参数型号n-BATIC896单元槽数量96×2单元槽有效面积3.276电流密度5.529KA/m2槽温80—88℃离子膜型号杜邦N-2030电流效率≥95%出槽NaOH浓度32%3.2.4物料衡算以一台电解槽为衡算标准：每小时产碱量：kg2NaCl+2H2O2NaOH+Cl2↑+H2↑1173680712ab5187.86cda=7587.45kgb=2334.6kgc=4604.35kgd=64.85kgc=d=40.01kmol/h80℃时阳极液上方水蒸汽分压为290mm汞柱。每小时随离开电解槽的水蒸气为：离子膜水迁移量为：每小时从电解槽随钠离子迁移到阴极的水量为：设每小时供给盐水XL，从电槽流出YL,对阳极有：（3-1）对水:（3-2）联立（3-1），（3-2）解得：X=52261.03L=62190.63Y=41016.53L=45938.580℃时阴极液上方水蒸汽分压为170mm汞柱，每小时随H2离开电解槽的水量为：碱液流量：其中水的质量为：m=11024.2kg/h则每小时需向阴极加入纯水的量为：11024.2+2334.6+336.35-7939.2=5755.95kg/h表3.2电槽物料衡算输入（kg/h）输出（kg/h）供给盐水62190.63碱液16212.06供给纯水5755.95H2H2O（g）129.7336.35Cl2H2O（g）4604.35720.18淡盐水45983.5总计67946.58总计67986.14设电流效率为95%,每小时每台产碱量为：三台电解槽每年产碱量为：满足年产十万吨的生产要求。第四章电解液蒸发4.1蒸发概论4.1.1碱液蒸发的基本概念不管是离子膜法还是隔膜法生产的烧碱，如果需要提高浓度，就需要除去其中一部分水分，烧碱的浓缩一般采用的是蒸发操作。所谓蒸发，是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，使其中的挥发性溶剂部分汽化从而将溶液浓缩的过程。烧碱的蒸发，就是将烧碱溶液加热沸腾，使碱液中的水分部分汽化从而提高碱液的浓度的。烧碱蒸发操作的主要目的：使烧碱溶液增浓直接制取液体产品，如将碱液浓缩为32%、45%和50%等浓度烧碱产品，满足不同用户的需求。4.1.2离子膜碱液蒸发的特点离子膜电解液由于其碱液浓度高，NaOH含量在29％～35％之间，氯化钠含量低，NaCl含量在30～50mg/L左右，氯酸盐含量低，NaClO含量一般在15～30mg/L,因此离子膜碱液蒸发具有以下特点：（1）流程简单，易于操作由于离子膜碱液仅含极微量的盐，所以在其整个蒸发浓缩的过程中，即使是生产99％的固碱，也无须除盐。这就极大的简化了流程设备，即隔膜蒸发所必须有的出盐设备及工艺过程都被取消（如旋液分离器、盐沉降槽、分离机、回收母液储罐等），而且由于在蒸发过程中没有盐的析出，也就很难发生管道堵塞等问题，使操作容易进行。（2）浓度高，蒸发水量少，蒸汽消耗低：离子膜碱液的浓度高，需要蒸发的水量少，蒸汽消耗就会大幅下降。4.2蒸发流程及设备类型选择4.2.1蒸发流程蒸发流程按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。在确定蒸发流程时，我们首先要确定采用的蒸发器的效数。从理论上来说，蒸发器的效数愈多，蒸汽被利用的次数就愈多，气耗也就愈低，从而使生产运转费降低，产品成本下降。但反过来，效数愈多，蒸发器的增加使一次投资也相应增加，相应提高了折旧及产品成本。理论上蒸汽消耗量与效数的关系见表4.1.表4.1蒸发1t水耗汽量与效数的关系效数单效双效三效汽耗(t)1.5～1.150.6～0.650.4～0.45按操作压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点：在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差；减小蒸发器的传热面积；可以利用低压蒸气作为加热剂；有利于对热敏性物料的蒸发；操作温度低；热损失较小。在加压蒸发中，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。因此单效蒸发多为真空蒸发,多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。在顺逆流工艺的选择时，逆流工艺较顺流工艺有一定的优势。采用逆流蒸发较顺流蒸发可以更充分的利用加热蒸汽的热量，这是由于逆流次级效蒸发器的碱液沸点较低（浓度低），可以利用前效加热器的蒸汽冷凝液预热进入本效的碱液，并可使其闪蒸蒸发产生二次蒸汽，用于次级效加热，这样相应增加了各效的加热蒸汽量。其次是末效排出的蒸汽冷凝液温度，逆流较顺流要低，因此也增加了温差，从而提高了蒸汽的热利用率。由于碱液与蒸汽逆向流向，这样可以使低粘度的碱液在低温下沸腾，高浓度、高粘度的碱液在高温下沸腾，从而提高了蒸汽的热利用率。但是在选择逆流时，要受到质材的限制，因为对于逆流流程，浓效蒸发器处于高温、高浓度碱的恶劣条件下，蒸发器的质材就必须选用优质的金属材料，如镍材，或优质低碳不锈钢，否则浓效会因为高温碱液的腐蚀导致极短的寿命，使得投入大于回报，严重则会造成泄漏危及生命，污染环境。单效蒸发流程设备简单，一次性投资费用低，但其蒸汽利用率低，运转费用高，生产成本高，而三效蒸发流程设备复杂，设备投资费用高，且末效蒸发器的材质要求高，使用寿命短，因此本文选择双效逆流蒸发工艺。其流程如图所示:图4.1双效逆流蒸发流程4.2.2蒸发设备蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类：循环型蒸发器特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，\o"接近于完成液浓度：完成液浓度的大小取决于蒸发器的热流密度和溶液在蒸发器中的停留时间。"接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有：（1）中央循环管式蒸发器（2）悬筐式蒸发器（3）外热式蒸发器（4）列文式蒸发器（5）强制循环蒸发器。其中，\o"溶液的循环流动由密度差引起，由于结构不同，溶液的循环速度不同，传热效果和适应场合也不相同"前四种为自然循环蒸发器。单程型蒸发器特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；\o"循环型蒸发器加热管中溶液浓度接近于完成液浓度，单程型蒸发器中的溶液平均浓度接近预料液浓度和完成液浓度的平均值。由于溶液浓度较低，因此由于沸点升高所引起的温度差损失也较小。"温度差损失较小，表面传热系数较大。缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。此类蒸发器主要有：（1）升膜式蒸发器（2）降膜式蒸发器（3）刮板式蒸发器（4）直流式蒸发器在这些蒸发器中，对于循环的蒸发器以自然循环的外热式蒸发器与强制循环的外循环式用的较多，而不循环式蒸发器则是近几年开始逐渐广泛使用的蒸发器，其主要原因是这些蒸发器都具有较高的传热效率，另外设备的加工制造及维修都比较容易。本文中采用强制循环蒸发器，以弥补碱液的压差损失，增加碱液循环流速。4.3蒸发工艺计算4.3.1蒸发水量的计算已知年产100％NaOH10万吨,年生产天数为300天，连续运转。因蒸发工段无除盐工序故可忽略碱损，即进入蒸发工段的碱量为：q=已知从电解工段过来的电解液碱浓度为32％，进料电解液的质量流量为：F=46204.41kg/h进料电解液组分：==NaCl等杂质忽略不计。最终将32％碱液浓缩至50％的总蒸发水量：=1.663初步估计各效蒸发水量，各效蒸发器蒸发水量一般可设::=1:1(4-1)由于：+=(4-2)解得：由蒸发水量可初步计算第二效完成液浓度：==39.0％4.3.2各效传热温度差的计算已知加热生蒸汽压强，查饱和水蒸汽表可得相应压强下温度℃，密度，汽化潜热。末效真空度91kPa，操作压强=10kPa，查饱和水蒸汽表可得相应压强下二次蒸汽温度℃，密度，汽化潜热。总压降=500-10=490kPa，设压降分配比:=40:9（4-3）又：+=（4-4）解得：=400kPa，=90kPaⅠ效二次蒸汽压力：P=P－=500-400=100kPaⅡ效二次蒸汽压力：P=P-=100-90=10kPa查饱和水蒸汽表可得Ⅰ效二次蒸汽相应压强下的温度℃，密度，汽化潜热。（1）对第一效：有效传热温度差：（4-5）=（4-6）（4-7）其中：、分别为Ⅰ效加热蒸汽温度和二次蒸汽温度，单位℃为操作压强下Ⅰ效溶液沸点，单位℃为Ⅰ效溶液温度差损失，单位℃为由不挥发性溶质存在引起的沸点升高，单位℃为液柱静压头引起的沸点升高，单位℃为流动阻力引起的沸点升高，单位℃由不挥发性溶质存在引起的沸点升高可由杜林经验式计算：=（4-8）（4-9）（4-10）式中：为操作压强下水的沸点，即二次蒸汽的温度，单位℃为溶液浓度，质量分率对Ⅰ效：==99.6℃，=0.5带入式（4-8），（4-9）（4-10）中可得：=43.4℃对于多效蒸发，取值：=1.5℃，=1℃则：=43.4+1.5+1=45.9℃Ⅰ效溶液沸点==99.6+45.9=145.5℃有效传热温度差=151.7-145.5=6.2℃（2）对第二效：有效传热温度差：（4-11）=（4-12）（4-13）其中：、分别为Ⅱ效加热蒸汽温度和二次蒸汽温度，单位℃为操作压强下Ⅱ效溶液沸点为Ⅱ效溶液温度差损失为由不挥发性溶质存在引起的沸点升高为液柱静压头引起的沸点升高为流动阻力引起的沸点升高由不挥发性溶质存在引起的沸点升高由杜林经验式：=（4-14）（4-15）（4-16）式中：为操作压强下水的沸点，即二次蒸汽的温度为溶液浓度，质量分率对Ⅱ效：==45.3℃，=0.39带入式（4-14），（4-15）（4-16）中可得：=20.7℃对于多效蒸发，取值：=1.5℃，=1℃则：=20.7+1.5+1=23.2℃Ⅱ效溶液沸点==23.2+45.3=68.5℃有效传热温度差=99.668.5=31.1℃4.3.3各效物料、热量衡算（1）对第一效：已知Ⅰ效加热生蒸汽压强，温度℃，密度，汽化潜热。设Ⅰ效加热生蒸汽的量产生的二次蒸汽压强P=100kPa，温度℃，密度，汽化潜热。对第一效列热量衡算式：（4-17）其中，为Ⅰ效的热利用系数，且0.98–0.7，分别为原料液和水的比热容（2）对第二效：已知加热蒸汽为第一效的二次蒸汽，Ⅱ效产生的二次蒸汽压强=10kPa，温度℃，密度，汽化潜热。对第二效列热量衡算式：（4-18）其中，为Ⅱ效的热利用系数为进料温度，已知沸点进料，故由《氯碱化工生产工艺氯碱分册》查得：32％NaOH溶液在=145.5℃～=68.5℃时的比热即=3.6551kJ/(kg·℃)，水在=145.5℃～=68.5℃时的比热即=4.22kJ/(kg·℃)。由于：+==1.6634（4-19）热利用系数：带入式（4-17）、（4-18）、（4-19）解得：=801243=8.5093=1.353Ⅱ效完成液的浓度：==39.22％4.3.4各效所需传热面积的计算蒸发器的传热系数K由《离子膜法制碱生产技术》提供的经验值中选取，对于双效逆流蒸发K=2200(m·℃)，K=1900(m·℃)。由传热速率方程可得：Ⅰ效所需传热面积A===582.26mⅡ效所需传热面积A===86.29m4.3.5试差计算由于Ⅰ效、Ⅱ效蒸发器所需传热面积相差大于4％，故需重新分配有效温度差，进行试差计算。重新分配有效温度差：平均面积A==607.45m有效温度差=21.39℃=15.91℃校核：第二效：因末效真空度保持不变，故末效操作压力不变，且完成液浓度仍为39％，所以末效溶液沸点仍为68.5。则Ⅱ效加热蒸汽温度：15.91+68.5=84.41℃查饱和水蒸汽表：=84.41℃时水蒸汽压强=64kPa，汽化潜热=2295kJ/kg。第一效：Ⅰ效二次蒸汽即为Ⅱ效加热蒸汽，Ⅰ效操作压强即为，该操作压强下溶液沸点。==86.5，=0.5由不挥发性溶质存在引起的沸点升高=42.45℃温度差损失：=42.45+1.5+1=44.95℃Ⅰ效液沸点：=84.41+44.95=129.36℃再次进行热量、物料衡算：第一效：（4-20）第二效：（4-21）及+==1.6633（4-22）联立求解式（4-20）、（4-21）、（4-22），得：=8.0594=8.5743=1.1355Ⅱ效完成液的浓度：==39.29％各效所需传热面积：Ⅰ效所需传热面积A===141.64mⅡ效所需传热面积A===169.96m校核第二次计算结果：=16.7％〉4％，故需再次分配有效传热温度差：平均面积：=553.39m分配有效温度差：=19.71℃=17.59℃校核：第二效：因末效真空度保持不变，故末效操作压力不变，且完成液浓度为39.29％，末效溶液沸点为68.5℃则Ⅱ效加热蒸汽温度：17.59+68.5=86.1℃查饱和水蒸汽表：=86.1℃时水蒸汽压强=65kPa，汽化潜热=2289KJ/kg第一效：Ⅰ效二次蒸汽即为Ⅱ效加热蒸汽，Ⅰ效操作压强即为，该操作压强下溶液沸点：==86.1，=0.5由不挥发性溶质存在引起的沸点升高：=42.45℃温度差损失：=42.45+1.5+1=44.95℃Ⅰ效液沸点：=86.1+44.95=131.1℃第三次次进行热量、物料衡算：第一效：（4-23）第二效：（4-24）及+==1.6633（4-25）联立求解式（4-23）、（4-24）、（4-25），得：=8.0702=8.5634=1.1462Ⅱ效完成液的浓度：==39.28％各效所需传热面积：Ⅰ效所需传热面积A===155.16mⅡ效所需传热面积A===153.54m两蒸发器的面积基本一致，故最终计算结果：=8.0702=8.5634=1.1462=39.28％=65kPaA=154.35m表4.3Ⅰ效物料平衡表输入（kg/h）输出（kg/h）NaOH14785.41NaOH14785.41H2O(l)14785.41H2O(l)22855.62H2O(g)8070.22总计37641.03总计37641.03表4.4Ⅱ效物料平衡表输入（kg/h）输出（kg/h）NaOH14785.41NaOH14785.41H2O(l)22855.62H2O(l)31419.0H2O(g)8563.38总计46204.41总计46204.41第五章固碱工艺5.1固碱流程选择目前世界上比较典型的膜式片状固碱工艺流程，大体上有三种。即升膜降膜流程、双效降膜流程及升膜闪蒸流程。膜式法生产片状固碱是使碱液与加热源的传热蒸发过程在薄膜传热状态下进行。这种过程可在升膜或降膜状态下进行，一般采用熔盐进行加热。本文中固碱选择双效降膜浓缩流程,其流程如图所示：图5.1双效降膜浓缩流程5.2固碱热量、物料衡算5.2.1降膜蒸发器进料碱液：浓度=50％，流量F=2.9571已知逆流进料，降膜蒸发器将50％碱液浓缩至60％，故降膜蒸发器完成液浓度=60％。蒸发水量为：=（5-1）表5.1降膜物料蒸发器物料衡算表输入（kg/h）输出（kg/h）NaOHNaOHH2O(l)H2O(l)H2O(g)总计总计5.2.2降膜浓缩器在固碱生产中，高温的浓碱会对镍设备有一定的腐蚀性，腐蚀的原因是碱液中所含氯酸盐在250℃以上时会分解，并释放出新生态氧与镍设备发生反应，并生成氧化镍层。氧化镍易溶于碱液中，并被带走，这样的过程在浓碱蒸发中会反复的进行，而导致镍设备的腐蚀损坏。离子膜制造的烧碱虽然含氯酸盐仅有20-30mg/L，但为了保持设备长期运转寿命，仍需要将其处理除去。常用的处理方法是原料液中加入糖溶液。这种方法比其他方法，如离子交换法、亚硫酸法等要优越得多，其主要原因是操作简单，无需增加多种设备，另外糖资源易得，而且价格低廉，其反应机理为：生成的二氧化塔立即与NaOH反应：生产实际中加入糖量为理论的2倍，也有的甚至是建议值得6-8倍。这样做会使反应进行的很完全。由于在反应中产生二氧化碳，因此在产品中碳酸钠的含量会增加一些，当然也增加产品中氯化钠的含量。降膜浓缩器的热载体通常采用熔盐。这是一种由化学纯硝酸盐混合物组成的。它的成分为40%NaNO2、7%NaNO3、53%KNO3.这种熔碱金属硝酸盐混合物具有均热性、导热性、流动性及化学稳定性等优点，被工业上所普遍采用。这一特定配方又称为“HTS”。进料碱液：浓度=60％，流量2.4642已知降膜浓缩器需将60％碱液浓缩至99.8％，故降膜浓缩器完成熔融碱质量分数。蒸发水量：（5-2）表5.2降膜浓缩器物料衡算表：输入（kg/h）输出（kg/h）NaOHNaOHH2O(l)29.63H2O(l)H2O(g)总计总计5.3离子膜固碱种类离子膜固碱共分三种：（1）桶装固碱指用薄铁皮制成的容器装入的离子膜固碱。其生产工艺大多由熬碱锅熬制而成。桶装碱其外包装材料价格较高，使用时需要破碎桶，既麻烦又不安全。但目前桶装固碱仍是国内一种主要的固碱生产方式。（2）片状固碱锅式法或膜式法生产的熔融烧碱，通过片碱机均可生产的片状固碱。片碱的厚度与温度随片碱机刮刀调节的距离及冷却水状况的不同而改变。这是目前技术较为先进运用较为广泛的方法。（3）粒状固碱将熔融碱通过造粒塔制成直径约为0.25～1.3mm的小粒，自由落体，与塔底进入的干燥空气逆向流动，冷却凝固而得。片碱机的设备投资费用比造粒塔要小的多，且片状固碱的市场需求较粒状固碱大，故本文中选择片碱机制固碱。第六章主要设备选型和设计6.1电解槽选型及依据日本氯工程公司电解槽：表6.1电解槽参数名称参数名称参数型号n-BITAC896单元槽数量96×2单元槽有效面积3.276电流密度5.529KA/m2槽温80—88℃离子膜型号杜邦N-2030电流效率≥95%出槽NaOH浓度32%由氯工程公司开发的最新型离子膜电解槽n-BiTAC，是一种适用于更高电流密度下运行的零极距复极式自然循环电解槽，其结构简单独特，电解槽的内部采用了分隔板与导电筋板一体化的全新型结构。n-BiTAC电解槽的安装十分简便。将阳极、阴极以及离子膜排列两个端板之间（称作端阳极和端阴极），端板通过拉杆组装压紧，同时可防止组装的电解槽产生泄漏。n-BiTAC电解槽采用镍（Ni）作为阴极的材料，通过阴极弹簧将阴极网轻压到阳极上，改进了镍（Ni）的阴极导电板与弹簧在整个离子膜区域的零极距。n-BiTAC电解槽最显著的特点是低电耗。结构上的改进以及采用了更高性能的活性阴极，实现了更好的电解液浓度分布、更均匀的电流分布、更低的结构电压降以及膜到阴极的真正零极距。n-BiTAC电解槽另外一个显著的特点是，它的溢流模式和单元顶部的独特结构提高了离子膜的使用寿命。电解槽内产生的气体和电解液在单元槽的上部凹处通过特殊的缓冲装置进行分离，电解槽中采用的特殊的溢流模式使得气液分离时产生的压力波动非常小。n-BiTAC电解槽设计的理念也成就了它安装简便和运行容易以及维护简单等优点。这种设计减少了安装、维护和运行的成本。n-BiTAC电解槽与传统的离子膜电解槽相比，更加安全、更高的电流密度、在烧碱和氯气的生产中操作更加灵活。n-BiTAC电解槽的主要设计原理概括如下：（1）低电耗由于改进了零极距系统、阴极弹簧、阴极网以及复极单元结构，使得其结构电阻只有原BiTAC的50%，显著降低了电耗指标，在同行业中居于领先地位。（2）高电流密度运行传统的电解槽由于结构电压降，运行电流密度只能在4～5kA/氯工程公司的原BiTAC电解槽早在1989年就已经实现了5～6kA/电流密度下安全稳定运行。新型的n-BiTAC电解槽的运行电流密度更高。从1999年开始，日本东曹采用的n-BiTAC电解槽一直在6.7kA/的高电流密度下长期安全运行，并且自去年开始，稳定运行电流密度达到了8kA/由于它更低的结构电压降、更好的电解液混合、更平稳的气体分离，从而可在更高的电流密度下稳定运行。（3）高品质耐用材料n-BiTAC电解槽的阳极材料采用100%钛材，阴极材料采用100%镍材，因而更具耐用性。在经济性上表现为更长的使用寿命以及运行过程中的低损耗。另外，进出口分配管的材料也分别选用了高档材质的钛材和镍材。此外，由于n-BiTAC电解槽的阳极室在整个离子膜垫片接触表面的框架上采用了抗间隙腐蚀的钛合金材料，从而彻底杜绝了垫片的接触表面产生间隙腐蚀的可能性。可以让用户轻松地进行电解槽的维护工作，大大降低了维护成本。（4）离子膜使用寿命更长完全的自然循环系统、特殊的顶仓设计，减少了顶仓内的压力波动，从而使离子膜的寿命大大提高。另外，采用了通过将阳极和阴极电解液的液位高度保持在空心的顶仓内的溢流方式，避免了由于振动对膜寿命产生的影响，从而延长了离子膜的使用寿命。（5）阴、阳极涂层的寿命长基于在电解工艺方面卓有成效的研究和多年的经验，开发出了更优异，涂层寿命更长的阴极涂层技术。此外，n-BiTAC电解槽的阳极由于不受腐蚀而具有更长的寿命。（6）可视流体每个单元槽的出口管嘴上都采用了透明的氟塑料软管，可通过目视检测每个单元槽的异常情况，如盐水进料堵塞，碱液进料堵塞或者离子膜有破损等，可以通过气液流动变化，电解液的颜色变化很容易地检查到。（7）最小的电流泄漏电流泄漏会导致直流电的损失、金属设备的电腐蚀以及易产生电火花。n-BiTAC电解槽为实现在电解槽间的电流泄漏降至最小量，采用了特殊设计的进料管、溢流管、抗腐蚀电极和最佳设计的电解液总管与分管。（8）电解槽单元面积大，离子膜有效使用率高n-BiTAC电解槽的有效电解反应面积达3.276，是主流电解槽中有效电解反应面积最大的。因此，与其他电解槽相比，设备结构更为紧凑，安装占地面积最小，而其离子膜的有效使用率高达89.5%，可以为用户在长期运行中节省极为可观的离子膜更换成本。（9）运行安全简单n-BiTAC电解槽的气液分离、顶仓溢流、每个单元槽氯气取样分析等独特的结构设计，不仅确保了离子膜的寿命延长，还可以保证装置的运行更为安全可靠。另外，阴极网改为机械式接触结构，使得更换阴极在装置现场就可简便进行，大大降低了运行成本。由于n-BiTAC电解槽在结构上的技术革新，使得对离子膜的损伤概率也大大减少，由于导电肋板的新构造设计，即使离子膜出现针孔，也可以降低对钛板腐蚀或击穿的可能性。例如：山东海明的电解装置到现在已经运行了1年多时间，電流効率和电压值都保持稳定，离子膜及单元槽未曾发生针孔，泄漏等故障，开车至今也未进行过拆卸维修。综上所述，故选择该型号电解槽。6.2蒸发设备的计算6.2.1蒸发器加热管数及加热室直径的计算蒸发器的加热管常选用φ25×2.5mm、φ38×2.5mm、φ57×3.5mm等几种无缝钢管。加热管的长度一般为2~6m，管子长度的选择应根据溶液结垢后的难易程度、溶液的性质和厂房的高度等因素来综合考虑，易结垢和易起泡沫溶液的蒸发易选用短管。加热管的型号本文选用：φ57×3.5mm加热管长度选用：L=4m加热管采用镍钢管道316L不锈钢（00Cr17NiMO）已知所需加热面积A=154.2m，取10％的裕度则初步估算所需管子数为n=312.7（6-1）取整为313根,取三角形排列，根据经验总管数为331根，管心距t=70mm，中心线管数=20初步估算加热室内径：m（6-2）从容器公称直径系列中选择标准：φ=1500×11mm。6.2.2蒸发器循环管的计算循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40％～100％，本文中计算取60％。则：（6-3）循环管直径：=mm从流体输送管道中选择循环管标准：φ820×10mm，材料为316L不锈钢（00Cr17NiMO）。6.2.3蒸发器分离室的计算分离室体积的计算式为:（6-4）式中：V:分离室的体积，mW:蒸发器的二次蒸汽量，kg/h:蒸发器二次蒸汽密度，kg/mU:蒸发体积强度，m/(m·s)一般用允许值为U=1.5～2.5m/(m·s)本文中取2m/(m·s)。为方便制造和计算各分离室的尺寸应取一致，但各效二次蒸汽的量和密度不同，通常取最大者，代入计算：对末效：=8.5634，=0.06798kg/m带入式（4-23）中：=17.5m（6-5）分离室的高度与直径之比H:D=1～2。本文中取H=D（6-6）将H=D带入解得：H=D=2.814m，因封头选用标准封头DN=2900mm，故蒸发室直径也应取D=2900mm。材料为316L不锈钢（00Cr17NiMO）。6.2.4接管尺寸的计算流体进出口接管尺寸的计算公式：（6-7）（1）料液进出口接管料液进出口的量以Ⅱ效蒸发器最大，本文所选的强制循环蒸发器中料液流速u取2.5m/s。Ⅱ效蒸发器原料液入口接管：原料液质量流量F=4.6204，密度（32％NaOH溶液，68.2℃）=1.2750则：=71.62mm（6-8）依据无缝钢管的规格选择φ89×5mm。完成液出口接管：完成液出口质量流量F-W,密度=1.3567则：=62.65mm（6-9）依据无缝钢管的规格选择φ75×5mm。（2）加热蒸汽入口，及冷凝水出口加热蒸汽以Ⅰ效生蒸汽流量最大，蒸汽流速u取40m/s，冷凝水出口流速u取1.5m/s。Ⅰ效蒸发器加热蒸汽入口接管：加热蒸汽质量流量=1.1462,密度=2.6673kg/m则：=.0mm（6-10)依据无缝钢管的规格选择φ219×9mm。冷凝液出口接管：冷凝液质量流量D，密度（水，150℃）=917kg/m则：==54.30mm（6-11）依据无缝钢管的规格选择φ76×5mm。（3）二次蒸汽出口接管二次蒸汽以末效流量最大，二次蒸汽流速u取90m/s，末效二次蒸汽质量流量=8.5634，密度则：==703.8（6-12）二次蒸汽钢管的规格选择φ720×8mm。结论本次设计任务中首先对电解槽进行物料衡算，选定使用三台氯工程n-BiTA电解槽同时工作可达到年产量10.6万吨烧碱以满足年产十万吨的要求。蒸发工段是本次设计任务的重点，本工段中根据碱液由32%蒸发浓缩到片碱的要求设计出满足其蒸发需要的双效逆流蒸发流程，同时对主体设备的结构和材料进行设计、选材。设计出一套蒸发室为直径2.9m、高2.814m，加热室为直径1.5m、高4m的强制外循环蒸发器，所选用的双效逆流强制循环工艺流程目前在国内的应用较少，国内同等产量的制碱工艺多为三效顺流工艺，相比之下双效的设备投资费用较之更低且逆流能提供更大的传热温差，运转和维修费用也较三效低，蒸汽耗量基本持平。在对各效蒸发器做有效传热温度差计算时发现，由于离子膜电解液NaOH浓度（32％左右）较高，因此平均分配压力差的情况下原料液的沸点较高，接近加热蒸汽温度，因此降低了有效传热温度差，使得传热效率大大下降，蒸汽耗量提高。为了避免这一情况，文中重新分配了压力降，并将末效真空装置改用蒸汽喷射泵降低末效蒸发压力从而提高压力差，通过这样提高有效传热温度差，提高了传热效率并且降低生蒸汽用量。在对蒸发工段作了热量和物料衡算过程中，因传热中热量通过系统内设备和管道的表面向外界散失了热量，在计算过程中由于缺乏经验数据而未考虑。最后确定Ⅰ效加热蒸汽为生蒸汽，耗用量为1.1462，蒸发量为8.0702。Ⅱ效加热蒸汽为65饱和二次蒸汽，操作压力为10，蒸发量为8.5634，传热面积取均值154.35m。设备选型及辅助设备设计中，部分设备设计是以经验数据作为计算依据，例如热利用系数，接管管道流体流速，主体设备蒸发器的设计循环速度2.5m/s以及循环管截面积可取加热管总截面积的40％～100％等。最后是参照《化工设计》及93标准绘制了CAD图、带控制点工艺流程图。本次设计指导老师的精心指导和同学的帮助下完成的，由于自身能力不足，所以难免存在缺陷和不足之处，希望老师们给予我指正和指导。参考文献[1]董雪英.离子膜烧碱生产工艺及市场生产前景[J].江苏化工,2008,36(3):55-59.[2]王书芳.氯碱化工生产工艺[M].北京:化学工业出版社,1995.[3]刘自珍.我国离子膜法烧碱现状分析与发展对策[J].氯碱工业,2007(11):1-6.[4]李相彪.氯碱生产技术[M].北京:化学工业出版社,2011-01.[5]李贺奇.离子膜烧碱生产中的盐水精制工艺[J].中国氯碱,2006(11):13-14.[6]冯霞,高正虹,陈丽.物理化学[M].北京:高等教育出版社,2009-4.[7]王志勇,李和平,尹志刚.离子膜烧碱生产工艺的优化[J].桂林理工大学学报,2011,31(1):100-105.[8]张守特.三效逆流降膜蒸发工艺生产50%烧碱的探讨[J].天津化工,2010,24(6):45-47.[9]程殿彬.离子膜法制碱生产技术[M].北京:化学工业出版社,2008-09.[10]柴诚敬,张国亮.化工原理[M].北京:高等教育出版社,2010-5:275-302.[11]黄璐,王保国.化工设计[M].北京:化学工业出版社,2001-2.[12]陆中兴,周元培.氯碱化工生产工艺氯碱分册[M].北京:化学工业出版社,1995.[13]GB/T111990--2006，高纯氢氧化钠[S]．[14]田伟军,易卫国.烧碱生产与操作[M].北京:化学工业出版社,2013-01.[15]王学智,宋华福.氯工程n-BiTAC与BiTAC电槽的对比总结[J].中国氯碱,2010,5(5):11-15.[16]张志利.10万t/a离子膜烧碱整流系统设备配置[J].中国氯碱,2008,(12):6-8.目录第一章总论11、项目名称及承办单位12、编制依据43、编制原则54、项目概况65、结论6第二章项目提出的背景及必要性81、项目提出的背景82、项目建设的必要性9第三章项目性质及建设规模131、项目性质132、建设规模13第四章项目建设地点及建设条件171、项目建设地点172、项目建设条件17第五章项目建设方案251、建设原则252、建设内容253、工程项目实施33第六章节水与节能措施371、节水措施372、节能措施38第七章环境影响评价391、项目所在地环境现状392、项目建设和生产对环境的影响分析393、环境保护措施……404、环境影响评价结论……………..……………42第八章劳动安全保护与消防441、危害因素和危害程度442、安全措施方案443、消防设施…………...45第九章组织机构与人力资源配置461、组织机构462、组织机构图46第十章项目实施进度481、建设工期482、项目实施进度安排483、项目实施进度表48第十一章投资估算及资金筹措491、投资估算依据492、建设投资估算49目录第一章总论 1第一节项目概述 1第二节可行性研究的依据 3第三节可行性研究的范围和内容 3第五节技术经济指标 4第二章项目背景和建设的必要性 5第一节项目提出的背景 5第二节项目建设的必要性 7第三章 需求分析及服务规模与标准 9第一节 需求分析 9第二节 服务规模与标准 10第四章 项目选址及建设条件 13第一节项目选址