10万吨离子膜烧碱装置设计书

PAGEPAGE8武汉祥龙电业股份有限公司10万吨离子膜烧碱装置设计书2007年11月目录工艺设计概述成品、原料、辅助材料及中间成品的主要技术规格技术方案确定生产流程简述工艺控制参数主要设备计算及选择布置说明原材料、动力消耗定额能源节约和综合利用安全及工业卫生主要技术经济招标及产品成本估算三废治理及综合利用定员存在问题及解决意见化验分析设计化验室分析项目一览表定员自动控制设计概述主要仪表的选型主要调节系统与特殊检测仪表检测控制元件防腐材质选择仪表气源、电源存在问题第四章化工设备设计概述主要设计规定材料特殊设备的设计机泵设计第五章供电设计概述整流所设计车间配电第六章设备材料表工艺设计第一节概述武汉祥龙电业股份有限公司始建于1958年，是中原地区的化工原料供应基地。本公司地处长江之滨，水陆交通便利。经过四十多年的生产研究与建设，拥有大量的氯碱生产经验和雄厚的技术力量。本项目建设的离子膜烧碱装置属于我国当前重点鼓励发展“改扩建”的项目，符合国家产业政策和行业发展规划。本项目建成投产后，产生规模经济，造就产品结构优势，不仅促进企业的经济效益再上新台阶，对武汉化工制造业的升级也将起到促进作用，具有深远的社会和经济意义。生产采用的主要原材料矿盐和卤水由省内供应，资源丰富，产量稳定，运输距离较短，价格低廉。本工程烧碱装置采用了自然循环复极式高电流密度离子膜法，该工艺是目前国际成熟、先进的工艺技术，这种技术的原料消耗及能耗指标低，三废少，产品质量高，技术先进，成熟可靠，符合当前氯碱工业发展的总趋势。生产成本低，产品质量高，市场竞争力强。虽然国内氯产品市场需求旺盛，生产能力不断增长，烧碱产品将有可能逐步呈现供大于求的趋势，但祥龙公司烧碱市场资源稳定，区位优势明显，不会因烧碱销路不畅影响烧碱生产及烧碱市场。本项目在工艺技术、工程设计和生产装备等方面积极贯彻国产化方针，大量采用国产化的设备、材料，符合国家国产化的方针政策。本项目严格按照国家和地方的政策、法规，采用完善的环境保护综合治理，职业安全卫生及消防等措施，并做到与装置建设同步实施。综上所述，本项目实施后，能够达到祥龙公司优化产品结构，增加产品品种，扩大生产能力，降低生成成本的目的，有利于整体效益的提高，项目技术先进可靠，投资较省，符合国家产业政策及安全、环保的要求。本项目为十万吨离子膜烧碱装置，在老厂区扩建；本设计为工程基础设计。离子膜烧碱（盐水精制、电解（含脱ClO-、阳离子交换和淡盐水脱氯）、氯氢处理、废气处理）装置的产品生产设计能力及要求：=1\*GB2⑴烧碱装置能力：10万吨/年产品量：32%NaOH（折100%NaOH计）10万吨/年商品量：32%NaOH（折100%NaOH计）10万吨/年=2\*GB2⑵液氯（利用已有装置）装置能力：3.6万吨/年产品量：2.0万吨商品量：2.0万吨=3\*GB2⑶高纯盐酸（对现有装置作部分改造）装置能力：31%高纯盐酸——4.0万吨/年产品量：31%高纯盐酸——15200吨/年商品量：=4\*GB2⑷管道氯气（折成含量100%（vol））装置能力：9.1万吨产品量：6.42万吨商品量：0=4\*GB2⑷氢气（含量99.9%（vol））装置能力：0.256万吨产品量：0.241万吨商品量：第二节成品、原料、辅助材料及中间成品的主要技术规格=1\*GB2⑴原料规格：1）原盐：=1\*GB3①海盐NaCl≥92%Ca2+≤0.5%Mg2+≤0.25%SO42-≤1.7%水分固形物=2\*GB3②矿盐NaCl≥98%Ca2+≤0.5%Mg2+≤0.25%SO42-≤1.7%水分微型物=3\*GB3③卤水NaCl≥280gSO42-≤6.5g/l总胺（铵）≤7.5g/lCa2+≤0.6g/lMg2+≤0.27g/l异形物=2\*GB2⑵成品规格：1）烧碱（32%）NaOH≥32%（wt）NaCl≤40ppm（wt）NaClO3≤10ppm（wt）Fe2O3≤3ppm（wt）温度402）氯气（干基）：Cl2≥98.5%（vol）O2≤0.5%（vol）H2O≤50ppm（wt）温度40压力0.25MPa3）氢气（干基）：H2≥99.9%（vol）O2≤0.03%（vol）压力≥0.08MPa温度404）高纯盐酸：HCl≥31.0%（wt）Fe≤0.001%（wt）Ca2++Mg2+≤0.5ppm游离Cl－≤5ppm温度常温5）液氯：GB5138-1996优等品一等品合格品Cl2（vol）≥99.8%≥99.6%≥99.6%H2O（wt）≤0.015%≤0.03%≤0.04%第三节技术方案确定=1\*GB2⑴盐水工艺技术方案选择：氯碱行业盐水电解所使用的隔膜电槽或离子膜电槽的运行寿命、技术经济指标与盐水质量密切相关。目前，盐水精制有传统的澄清工艺、薄膜液体过滤工艺、CN过滤器过滤工艺及陶瓷过滤器四种工艺。1)传统的盐水精制工艺：传统的盐水精制工艺，“道尔澄清桶＋砂滤器＋助滤剂预深型过滤器”。该工艺是：先将粗盐水加精制剂反应后，经澄清桶澄清，再经砂滤器、α－纤维素预涂型精密过滤器，最后才能进入离子交换塔。该工艺虽成熟、可靠，但流程长、设备庞大、占地多，极易出现因原盐、水质变化引起的澄清返浑现象，并且生产成本偏高。2)膜液体过滤工艺：盐水经过膜过滤元件，固液分离一次完成，得到几乎不含固体物质的液体。与传统澄清桶工艺相比，薄膜液体过滤工艺不需要大型的澄清桶、砂滤器和α纤维素预涂型过滤器等设备，但由于膜开孔率极高，孔径小，过滤速度主要由滤膜表面形成的滤饼透滤速度所决定，因此对颗粒大、刚性较好的CaCO3等不溶物有很好的滤出性能，而有机物质，如菌、藻类以及Hg(OH)2（特别是胶体形态），则对滤速有较大影响。目前有三种形式的膜过滤元件：一种厚度为微米级、孔径为0.5um的膨体PTFE膜/PP的复合管状过滤元件，即戈尔膜；第二种是以高密度聚乙烯为原料，采用烧结工艺制造的多孔材料，由过滤膜（孔径小于1um）与其支撑体烧结为一体即颇尔微孔膜；第三种则是采用通过一次成型复合方法制成的PTFE材料HVM膜。戈尔膜因存在膜中的两种材料复合强度低、滤膜搭处易破裂、盐水中游离氯、氯酸盐对PP材料腐蚀、对预处理效果的依赖性强等问题，出现寿命太短（3~8个月），更换膜将影响生产。目前在国内应用还不理想。颇尔微孔膜在国外应用较成熟，可以替代α-纤维素预涂型过滤器，从而取消助滤剂以降低生产成本；在一些情况下，还可取消澄清桶或减小澄清桶直径，使用寿命已超过5年，且过滤膜可100%回收利用。目前在国内已有应用实例，但不是很成熟。2005年，戈尔公司和颇尔公司联合，对膜进行改进，也采用膨体聚四氟乙烯膜（ZF膜）；效果已达到凯膜公司的水平，解决了滤膜搭处易破裂、PP材料易被腐蚀的问题。近年来，“预处理＋HVMTM膜（凯膜）分离”的盐水精制工艺已于2003年上半年在滨化完成了中试，并自2003年7月投入工业化生产运行，对过滤质量、流量和压力、滤膜的机械强度和使用寿命等指标进行了跟踪测量，达到了非常理想的效果（HVM膜滤后的精盐水质量稳定，钙离子质量分数平均有812.6×10-9，镁离子平均在4×10-9，SS质量分数为0.1×10-6~0.2×10-6）；由于HVM采用了全膨体PTPE，可经受游离氯、氯酸盐的腐蚀，一次成型无复合及搭接缝的滤膜结构使膜的整体性很好，从而在实验和应用中未出现膜破裂现象，用过半年的膜未出现针孔和明显老化现象。经调查发现，当前国内在建和拟建的离子膜装置中有80%采用凯膜工艺，如上海氯碱的25万吨盐水过滤离子膜项目等等，具体见凯发公司最近的业绩表。HVMTM膜部分用户业绩表：自2003年底至今，凯膜公司已拥有了超过50家的膜过滤器用户，总盐水处理能力达年产离子膜烧碱580万吨，设备总量超过100台。序号单位烧碱能力（万吨）项目进度1宜宾天原化工厂钙法除硫酸根（1、2）期已使用2山东滨化21（1。2期）已使用3河南神马15（1、2、3期）1、2期已使用3期已签单4江苏梅兰集团14（1、2期）已使用5四川金路21（1、2期）已使用6新疆石河子天业26（1、2、3期）已使用7山东金岭化厂12（1、2期）已使用8河南焦作宇航12已使用9河北冀衡化工9已使用10山东博汇12已使用11湖南郴化7.5已使用12湖北沙隆达10已使用13宁夏石嘴山12安装中14江苏双狮化学13安装中15湘江嘉兴化工8安装中16天津大沽30安装中17山东海化10安装中18山东东营化工厂12安装中19安徽芜湖山江化学10已签单20上海天原华胜化工25已签单21宁波万华15已签单22陕西榆林金泰15已签单23广西南宁10已签单24宜宾天原化工厂10已签单25湖南衡阳10已签单26唐山三友10已签单27山东聊城18已签单28新疆中泰10已签单29云化10已签单30泰兴新浦化工厂15已签单31明天科技10已签单32山东大汶口A10已签单33河南平顶山汇源10已签单34内蒙古晨宏力10已签单35河南神马三期10已签单从技术方案的先进性、可靠性、经济性以及操作的连续稳定等方面出发，本方案的盐水精制将考虑采用“预处理＋HVMTM膜分离”的盐水精制工艺。“预处理＋膜分离”的盐水精制工艺流程如下：化盐槽反应预处理反应HVM化盐槽反应预处理反应HVMTM膜过滤FeCl3化盐水 精盐水 污泥板框板框该流程针对中国原盐的特殊性，即：高镁、高NOM（天然有机物）、高水不溶物及工艺操作等，凯膜公司根据不同用户的具体情况采用适用的盐水预处理流程。流程的关键在于预处理器及在反应中投加的氧化药剂。预处理特点：=1\*GB3①NaClO等氧化剂消解了饱和粗盐水中有机物；=2\*GB3②投加铁盐使粗盐水中絮状水不溶物及其他水颗粒物质絮凝；=3\*GB3③预处理器采用气浮沉降方法使轻质重质颗粒分别得以有效去除。经过预处理后的盐水，直接进入“HVMTM膜过滤器过滤，一次性得到精盐水。本工艺的优点：=1\*GB3①工艺简单，流程短，盐水中悬浮物从1000~10000mg/l降低至1mg/l以下，直接进入离子交换树脂塔；=2\*GB3②过滤精度稳定，盐水质量稳定；=3\*GB3③处理能力大；=4\*GB3④操作简单，全自动控制；=5\*GB3⑤占地面积小，对于老厂改造项目实施方便；=6\*GB3⑥采用预处理器消除了原盐、卤水中絮状水不溶物、高镁及有机物的影响，并且减缓了操作的波动对后续精制的影响；=7\*GB3⑦降低了对原盐质量要求，拓宽了选盐的范围，适应各种原料包括卤水、卤水加海盐、湖盐、矿盐等盐水的精制。不过，凯膜工艺中也有预处理器反浑的问题需要解决。3）CN型过滤器CN型过滤器是由上海西恩化工设备有限公司开发的拥有自主知识产权的专利技术产品。近来用于氯碱一次盐水精制，该过滤器固液分离效果显著，能耐强酸、强碱的腐蚀。CNⅡ型的最新型过滤器的操作已实现自动化，所有日常操作可通过控制室的DCS系统（或PLC系统）来控制，大大减轻了劳动强度。CNII型过滤器对悬浮物的去除率高，出水ss≤3mg/L，完全可以代替目前的传统固液分离道尔桶＋砂滤器工艺；CNI型过滤器则是CNII型的后续设备，二者采取串联方式，对盐水进一步进行处理，确保出水ss≤1mg/L。CN公司新近用于氯碱盐水处理厂家如下：常州新东化工公司、金坛金东化工公司、新疆天化集团。4）陶瓷过滤器陶瓷过滤器是由南京九思科技公司与南京大学共同开发的产品，近期用于氯碱厂盐水过滤工序，具有工艺流程短、投资少等优点。不足之处是使用单位较少且时间短，实际效果及生产工序如何没得到足够检验。因而该工序可考虑两种方案：a、采用HVMTM膜过滤器或颇尔ZF膜过滤器过滤制一次精盐水；b、采用CN型过滤器过滤制一次精盐水。=2\*GB2⑵电解（含离子处理及淡盐水脱氯）工艺技术方案选择：1）电解：采用食盐溶液制烧碱、氯气和氢气的方法有三种，即水银法、隔膜法和离子膜法。水银法生产的烧碱虽然质量高，但因汞污染严重，国内又无彻底治理方法，我国原有的水银电解装置已于2000年前关停，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。石墨阳极电极槽由于铅污染严重、劳动强度大、电耗高等缺点，目前已经淘汰。金属阳极电解槽（包括后经改进的扩张阳极改性隔膜槽小级距电槽）虽然克服了石墨阳极电解槽铅污染严重、电耗高的缺点，但仍存在石棉绒污染，产品质量差、能耗较高、劳动强度大等不足。离子膜制烧碱是目前世界上工业化生产烧碱当中最先进的一项技术，与隔膜法、水银法相比，本方法具有能耗低（32%液碱折100%，每吨比隔膜法节约0.556吨标煤），产品质量高（含盐低于40ppm，而相同浓度的隔膜碱盐含量为5%），三废环境污染小（无隔膜法的石棉绒和水银法的汞污染，为清洁工艺），成本低及操作管理方便等优点，这样的高纯离子膜碱除可用于隔膜碱所有应用领域外，还可应用于隔膜碱不可应用的化纤、人造棉、医药和食品工业上，市场竞争力和应变性强，故本项目采用离子膜法制烧碱。离子膜电槽分单极和复极式两类，复极式电解槽和单级式电解槽主要特点如下表：复极槽和单级槽的特点比较表槽型项目复极式单极式通电情况小电流、高电压大电流、低电压极间电流分布均匀欠均匀电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、拆卸较简单较复杂电流泄漏较大（可加措施）较小电流效率较高较低膜利用率较高较低阴、阳极材料均好均好投资较低较高从目前国内引进的离子膜电解技术看，无论是单极槽还是复极槽，技术上均已成熟、可靠，主要技术指标各有所长，没有绝对优势。从经济角度出发，中等以上生产规模，先进复极槽对整流器选型有利，离子膜也分为自然循环和强制循环。从当前离子膜烧碱技术发展看，采用自然循环复极式电槽，高电流密度，大型化是今后烧碱生产技术的发展方向。所以本项目选用复极槽技术。当前世界上拥有离子膜电槽生产技术的专利商很多，实力强大的如日本旭化成公司、日本氯工程公司、英国INEOS公司、意大利的伍德-迪诺拉公司和中国北京化工机械厂等，这些企业在技术上各有特点：国内的北化机系引进旭化成电槽生产技术及生产工艺，不断开发、生产出新设备，至今，该厂在国内市场占有率较高。其中的复极式电槽也已运行多年，其技术成熟可靠（仅仅是电耗偏高），且设备价格相对低廉。但北化机电槽加工精度，特别是极板精度及平整度较差，易造成膜损坏；此外今后膜更换需外购，价较高。旭化成公司拥有电槽生产技术及工艺，全球市场占有率较高，其复极式电槽加工精度较高，不会因极板质量而导致膜损坏；其离子膜自制与电槽配套。英国INEOS公司的电槽电化学性能较好，电槽有防振动装置，单元槽模块化设计，电流密度可达6～8KA/m2；使用杜邦提供的离子膜，也可使用其他公司提供的离子膜。氯工程公司电槽电化学性能非常优秀，能在高电流密度下运行（6KA/m2），但其电槽材料用得较节省，其强度要比其他几家公司电槽强度差，检修时易变形。其离子膜配用旭硝子公司产品或杜邦公司产品，但不使用旭化成公司产品。总的来说，国外公司起步早，技术较领先，相关性能比北化机电解槽要优秀。但其价格要比北化机稍高。综上所述，从工艺指标、占地面积、投资费用和经济效益等指标考虑，本方案建议选用国外生产的复极式循环电解槽。2）除去精盐水中ClO-离子。向精盐水加Na2SO3浓度，除去盐水中的ClO-离子。3）除精盐水中的多价阳离子。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，宜采用三塔流程，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。4）淡盐水脱氯与脱硫酸根离子。离子膜电槽解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到盐水工序进行重饱和。目前，淡盐水脱氯主要有两种方法：——压缩空气吹除——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，对生产规模较大的装置不适用，故本项目采用真空脱氯。真空脱氯分蒸气喷射、氯水喷射和真空泵三种，从节能和运行稳定出发采用能耗较低、操作稳定的真空泵作为真空源。脱氯设备又分填料塔、筛板塔和卧式脱氯槽，本项目选用的脱氯塔为填料塔，经真空脱氯后的淡盐水含游离氯≤30mg/l，然后加Na2SO3进行化学脱氯以除净游离氯。离子膜电解槽排除的淡盐水中硫酸根离子含量较高；如不处理则影响电解槽运行；处理硫酸根的方法主要有两种：氯化钡法和膜法。氯化钡法是目前国内厂家主要采用的脱除硫酸根方法。但是，氯化钡是一种剧毒药品，对操作工有伤害；同时为了完全去除硫酸根加入过量氯化钡，降低离子膜效率；另外，生成的硫酸钡沉淀会对环境造成影响；膜法是利用膜物理分离的方法，将盐水循环系统中多余的硫酸根以硫酸钠的形式从盐水系统中分离，合格盐水回到盐水循环系统。整个分离过程中，不需加入任何药剂，不会影响盐水水质，对硫酸根离子的截留率稳定，操作和维护简单。且操作费用低，效率高，无污染。因而建议采用膜法除硫酸根离子⑶氯气干燥与压缩工艺技术方案选择：氯气处理采用冷却、干燥和压缩流程。干燥采用泡沫塔和填料塔两塔串联干燥技术，电解产湿氯气与进槽盐水换热后，首先经氯水洗涤塔洗涤后，经二段（钛）冷却器，水雾捕集器除去大部分水份，然后经两塔串联干燥，利用浓硫酸吸收氯气中剩余的水份，经酸雾捕集器除酸雾，最后进入透平机，经压缩后送到下游工序。浓硫酸吸水是放热反应，故干燥用的硫酸要进行冷却。其中两塔串联干燥技术是成都八院开发的高效氯气干燥技术，即填料+泡罩塔干燥技术，该技术的特点为：=1\*GB3①氯气干燥效率高：可使氯气中含水小于10ppm（常规的技术含水在200ppm以上，因而大大延长了设备操作运行寿命，减少了维修工作量；=2\*GB3②设备台数少，整个系统只有1台填料干燥塔、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7~9台设备。占地小、投资省、操作简单。水雾捕集器与酸雾捕集器均采用孟莫克公司的产品。使用孟莫克布林克除雾器后的氯气含水量:上海氯碱总厂的15万吨/年氯碱装置(F2装置),透平机进口的氯气含水为5PPM,透平机叶轮及管道干干净净,该透平机一年运行350多天,只在每年的系统大修时停车.由于除雾效率高,孟山都酸雾捕雾器只用一台,不需备用酸雾捕雾器,这也节省了相应的设备,管道的投资.氯气压缩机有液环式真空泵和透平式压缩机两种；=1\*GB3①、液环式真空泵主要是利用H2SO4作液环，以前是国产水泵，现在有进口技术，年产十万吨烧碱只需三台泵。但付产废硫酸；=2\*GB3②、a、大型透平式氯压机，国外以德国三K公司产的大型机组（6万吨/年以上烧碱）采用进口科调导叶调节功率，可在65～100％内不耗功任意调节，以达到节能目的，运行寿命长，3—5年不检修；国内锦西化机生产的透平机为四级压缩，设备较复杂。大型机的特点是造价高。b、中小型透平机，主要由杭州求实透平机制造有限公司与杭州振兴透平机公司开发生产。该机主要特点是机、电、润滑油系统一体化，体积小，二级压缩，占地小，投资省等，目前两公司也有满足10万吨/年烧碱能力机型，但该型机使用厂家较少。建议氯压机采用国产中小型透平机。=4\*GB2⑷氢气处理工艺技术方案选择：对电解槽阴极室出来的高温湿氢气，采用二个串联的洗涤塔，用水直接喷淋洗涤冷却。经过洗涤，湿氢气中夹带的碱雾被洗涤掉，同时气体温度也得到降低，其中所含的饱和水蒸汽冷凝下来，使氢气得到净化，然后经过压缩加压后，送至用户（并网）。氢泵采用2BE1－303型水环真空泵。⑸、高纯盐酸工艺技术方案选择：利用目前现有厂房和设备，采用三合一工艺，进行技术改动，拟上2台三合一盐酸炉子。第四节工艺流程简述=1\*GB2⑴盐水精制工序原盐经抓斗送入化盐桶，用化盐水（即来自电解工序经脱氯后的淡盐水、除去了SO42-的卤水、洗泥水和补充水）溶解制得饱和粗盐水。A方案：粗盐水经折流槽加

NaOH、NaClO进入前反桶，接着与定量的FeCl3混和，流入预处理器。从预处理器上部溢流出来的盐水又与定量加入的Na2CO3反应，进入后反应器。然后通过泵加压送入HVMTM过滤器处理。过滤后的盐水送电解工序。从预处理器和HVMTM过滤器底部排出的泥浆送去盐泥压滤机加压过滤，回收的盐水用作化盐用，滤饼由汽车送出界区。B方案：粗盐水经折流槽加

NaOH、NaClO和Na2CO3进入混合反应槽，使Ca2+、SO42-、Mg2+生成CaCO3、BaSO4和Mg(OH)2，搅拌一段时间后，保证盐水充分混合反应（即浑盐水加药后在混合反应槽中停留1小时以上），然后进入CN过滤器进行固液分离，进过滤器前投加聚丙烯酸钠（TXY）和FeCl3。经过CNII型及CNI型过滤器处理后，上清液清澈透明，出水悬浮物稳定在1mg/L以下，可直接进入螯合树脂。过滤器出水有在线浊度仪监控，如出现问题可及时反和解决，避免对后续工序的影响。过滤器底部排放的盐泥则用泵打入板框压滤机进行脱水，干泥外运处理，盐水则回到混合反应槽。=2\*GB2⑵电解工序：·精盐水的再处理来自盐水预处理的一次精盐水经过HVMTM过滤器处理后，除去绝大部分固体悬浮物进入滤后盐水罐，再用泵打入离子交换树脂塔，以去除盐水中的钙、镁为主的阳离子，然后进入去离子盐水罐，用泵输送进入电解槽。·电解二次精制盐水经过湿氯气换热器、盐水换热器两次预热后，通过总管分配到每台电解槽中去，每台电解槽又通过其内部的进料孔分配到每个阳极室。在电流的作用下，钠离子迁移去阴极室，氯离子失去电子生成氯气、淡盐水和氯气从进料盐水对角的阳极气液分离室出来，在槽出口管道中分离，分离后的氯气和淡盐水流到各自的总管中，淡盐水进淡盐水罐，Cl2去Cl2处理装置。稀碱液经加热冷却后，分配到每台电解槽，每台电解槽又通过其内部的进料孔分配到每个阴极室。在电流的作用下H2O的H+得到电子产生H2，OH-与阳极室迁移过来的Na+生成NaOH。增浓的碱液与氢气经过进料碱液对角的阴极气液分离室出去。在槽出口管线中分离，分离后的氢气和碱液流到各自的总管中，碱液进阴极液罐，H2去H2处理装置。·淡盐水脱氯电解产生的淡盐水首先在淡盐水罐中加入HCl调节PH至1.8，然后进入脱氯塔，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Na2SO3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冷凝器冷却，分离水分后由真空泵送氯气总管。由于淡盐水在脱氯后又返回一次盐水工序重饱和，如此循环使用，导致淡盐水中的氯酸盐含量累积增高。为了分解在电解槽阳极室生成的氯酸盐，有一部分淡盐水送至氯酸盐反应槽并加入过量盐酸，使氯酸盐分解成氯化钠和氯气并加之回收。=3\*GB2⑶氯氢处理工序·氯处理部分1）氯气从电解工序来的湿氯气与进槽的精盐水换热后，经氯水洗涤塔洗涤后送至一段钛冷却器以循环水进行冷却（干燥工序设立一水循环系统），然后进入二段钛冷却器，与冷冻工序送来的5℃冷冻水进行换热，使氯气温度冷到12~15℃，经水雾分离器除去水雾后，进入一段填料塔与稀硫酸逆流接触脱水，然后进入二段填料泡沫组合塔中与浓硫酸逆流接触进一步脱水，从组合塔中出来的氯气经酸雾捕沫器除去酸雾后，使氯气中含水量低于100ppm（2）硫酸浓酸贮罐98%的浓H2SO4经泵打入浓硫酸高位罐、自流到浓硫酸补充槽，浓度98%的硫酸从Ⅱ号组合氯气干燥塔的顶层塔板用计量泵输入，相继流过塔板段、填料段和Ⅰ号氯气干燥塔，两干燥塔填料段硫酸经泵打入H2SO4冷却器冷却后进入干燥塔填料段内，与湿氯气逆流接触，吸收水分，而后自流回浓硫酸循环罐中循环使用。H2SO4循环罐中硫酸浓度降到～75%后排入稀酸储罐出售。·氢处理部分由电解工序来的湿氢气进入氢气冷却塔下部，与塔内喷淋冷却水直接逆流接触，氢气中大部分杂质及蒸汽冷凝水被冷却水带走，排入氢气水封池，送回循环水系统。而温度降低的氢气从塔顶出来，送入氢气压缩机，经压缩后，至分配台，最后送出界区。=4\*GB2⑷氯废气处理工序装置开停车及事故状态时的氯气先在吸收塔内用循环槽来的吸收液进行吸收，吸收反应后的尾气再进入尾气塔进一步用碱液吸收，排出尾气达标后，经风机在25米高处排至大气。=5\*GB2⑸液氯工序自氯氢处理工序来的氯气进入捕沫器进一步除去酸雾再进入现有的液化装置。经液化器液化成液氯，然后经分配器送液氯包装工段装瓶出售或经管道送公司相关单位使用。=6\*GB2⑹高纯盐酸工序由干燥工序送来的氯气，经缓冲罐进入炉头，氢气经冷却器、缓冲罐、H2排水器、阻火器进入炉头。氯气与氢气在此燃烧生成氯化氢气体，并由顶部加入稀盐酸进入吸收，经冷却，制成浓盐酸。靠位差流入盐酸储槽。未被吸收的气体，经尾气吸收塔与来自流量计的吸收水进入传质吸收后被水流抽走，经过液封罐，水进入下水总管，气体从排空管排入大气。去离子水吸收尾气中HCl气体后成稀酸进入合成炉。

第五节工艺控制参数盐水精制工艺控制指标序号控制项目控制指标控制点控制时间备注进过滤器盐水指标1NaCl300±10(g/l)滤前1次/4小时2总硬度<10ppm滤前1次/4小时3PH10-11滤前1次/1小时4NaOHNa2SO30.1-0.3g/l0.3-0.5g/l滤前1次/4小时5SO42-<5.8g/l滤前1次/2小时6温度65滤前经常7进树脂塔盐水压力<500Kpa(g)经常8进树脂塔盐水温度60-809树脂塔压降<100Kpa10树脂充装高度下视镜中部11出塔盐水硬度<30PPb1次/4小时12淡盐水加酸后PH1.5-2淡盐水泵出口经常13出槽盐水温度80-891次/小时14出槽碱液温度85-891次/小时15已脱氯盐水PH<1116已脱氯盐水ORP250或Na2SO3过量20-50ppm电解工序工艺控制指标序号控制项目控制指标控制点备注1HVMTM过滤器进口盐水流量>140m2滤后盐水罐的液位>50%3去离子盐水硬度显示<30ppb4去离子盐水罐的液位>85%5进槽盐水流量>137m6进槽盐水温度>607出槽淡盐水浓度210±10g/l8出槽淡盐水温度>809淡盐水罐液位30%10淡盐水加酸后PH值1.811真空脱氯器的压力<40mbar12脱氯盐水加碱的PH值<1113脱氯盐水ORP电位150-250mv14脱氯盐水罐的液位30%15淡盐水罐中Cl2压力40mbar16H2/Cl2压力6mbar17进槽碱液流量>100m18进槽碱液温度>6019出槽碱液浓度32±1%20出槽盐水温度出槽碱液温度80-8587±221阴极液罐液位30%22纯水流量<12m23蒸汽压力≥0.1mpa24循环水压力≥0.1mpa25氮气压力≥40%26仪表风压力≥0.5mpa27通电前H2系统N2中含O2<1%氯处理工序工艺控制参数序号控制项目控制指标控制时间控制点1干氯气纯度≥97.0%(r)1次/2h干氯气总管2氯中含水≤0.035%1次/24h干氯气总管3I钛氯气冷却温度401次/hI钛氯气出口4II钛氯气冷却温度10℃～1次/hII钛氯气出口5氯气干燥温度151次/h硫酸干燥塔6浓酸干燥塔硫酸浓度90-98%1次/h浓酸干燥塔7稀酸干燥塔硫酸出酸浓度≥70%1次/24h稀酸储罐8浓酸冷却温度151次/h浓酸循环罐9氯气操作压力-1000～-500Pa经常进装置总管10氯气泵温度151次/h进泵总管11氯气出口压力0.15～0.2Mpa1次/h泵出口总管12氯气出口温度<301次/h泵出口总管13硫酸进泵温度<1501次/h泵进酸管14泵酸浓度94%～98%1次/h硫酸冷却器15空气中含氯<1mg/m3主要设备计算及选择一、物料衡算计算依据（以电槽为衡算单元）=1\*GB3①原料规格有高纯盐酸、纯水和精盐水，其中精盐水NaCl为305g/l，pH为9~10，Ca2+、Mg2+固体悬浮物含量为10ppb左右。=2\*GB3②生产能力年产10万吨100%NaOH。=3\*GB3③生产时间年生产时间为8000个小时。=4\*GB3④盐损失每产1吨100%NaOH的盐损失为3公斤，出电槽碱液含NaOH为32%（w）出电槽淡盐水含NaCl为210g/l以离子膜电解槽为物料衡算单元，求进电槽的精盐水流量Q。进槽的精盐水含NaCl为305g/l，pH为2-2.5；出电槽碱液含NaOH为32%（w）出电槽淡盐水含NaCl为210g/l。视盐水总流量为恒定值。物料计算ZMBCH-2.7型离子膜电解槽的物料平衡见下表（输入电流为45KA）氯气组成kg/hkmol/hCl211059.38155.75O258.21251.81875离子膜H2O离子膜4554.75253.041总计15672.25410.61温度90淡盐水组成kg/hg/lNaCl19091.98210Na2SO4625.6257NaClO31295.12514HClO203.7382.3Cl229.10.3H2O82014902总计103259.51135温度90流量91.375m3供给盐水组成kg/hg/lNaCl37412.68300Na2SO46255NaClO31251.45510HCl167.371.15H2O108905.7873.3总计148195.51188温度60流量129.51m3氢气组成kg/hkmol/hH2320.125160.0625H2O1527.93884.975总计1848.063245.6温度90出槽碱液组成kg/h%（wt）NaOH37514.5432.0H2O79714.7668.0总计117243.8100温度90流量90.22m3循环碱液组成kg/h%（wt）NaOH31302.3527.7H2O65192.1272.3总计96494.67100补充水组成kg/hH2O12034.375成品碱液组成kg/h%（wt）NaOH1250032H2O26615.2468总计39115.24100温度90流量30.02m3盐水工序=1\*GB3①盐水流量目前，国内电槽的电流效率一般低于95%，本设计计算盐水工序的盐水流量取电流效率为95%，则10万吨/年离子膜烧碱每小时盐水流量：Q=129.51/0.95=136.33m3=2\*GB3②加热盐水的蒸汽消耗量计算（按蒸汽直接加热方式）以生产1吨100%烧碱为基准已知：过热蒸汽压为0.8Mpa，t=170℃,ii2=171.8kcal/kg粗盐水流量G粗=12578kg/t100%NaOH粗盐水温度为60℃，化盐水取30Δt=60-30=30粗盐水比热cp粗=0.92kcal/kg.℃NaCl溶解热为-5.28kcal/kg.℃因此QNaCl溶=9.9*0.935*300*（-5.28）/58.5=-285.23kcal/tNaOHQ损=0.1*W*[(i1-i2)+CpH2O(t冷-t1)]W=（G粗*Cp粗*Δt+QNaCl溶+Q损）/[(i1-i2)+CpH2O(t冷-t1)]={12578*0.92*30+285.23+0.1*W*[(661-170)+1*(170-60)]}/[(661-170)+(170-60)]因此W=631.82kg/t100%NaOH=2\*GB2⑵以年产10万吨离子膜烧碱计算，则蒸汽消耗量W=12.5×631.82=7897.8kg/hr氯氢处理计算（以生产1吨100%烧碱为基数）1、钛冷却器氯气45℃氯气45884.09kg12.45kmolH2O25.42kg1.41kmol其它气体15kg0.52kmol氯气80884.847kg12.45kmolH2O218.19kg12.12kmol其它气体15kg0.52kmol氯气比热C80℃＝8.364kcal/kmol℃水蒸汽热焓80C45℃＝8.288kcal/kmol℃45氯气温度：50℃其它气体比热：CP80℃CP45℃＝0.2405kcal/kmol氯气带入热量：12.46×8.364×80＝8337kcal水蒸汽带入热量：218.19×631.3＝137743kcal其它气体带入热量：15×0.241×80＝289kcal氯气溶解热：4900kcal/kmol（12.46-12.45）×4900＝52kcalQ热＝8337+137743+289+52＝146421kcal氯气带出热量：12.45×8.288×45＝24642kcal水蒸汽带出热量：25.46×616.8＝15679kcal其它气体带出热量：15×6.2405＝162kcal氯水带出热量：193.527×1×50＝9676kcalQ冷＝4645+15679+16+9676＝30160kcalΔQ＝Q热-Q冷＝146421-30160＝116261kcal需25℃冷却水量为：=7751kg换成10万吨/年，则水量G=7751×105＝7.751×105（t）2、氯气中冷器组分：氯气883.907kg(12.45kcal)H2O0.36kg(0.02kcal)其它气体15kg(0.52kcal)Cp氯=0.1241kcal/kg.℃Cp空气=0.238kcal/kg.℃氯气进口温度80℃，出口温度35Q=(883.903×0.1241+0.238×15+0.36×1)×(80-35)=5113.006kcal设冷却水进口温度25℃，出口温度30用水量W水1＝5113.006/【1×（30-25）】＝1022.6kg由于压缩机系四级压缩有四级中冷器，则冷却水量为W=1022.6×4=4090.4kg＝4.0904t那么年产10万吨烧碱中冷器所需水量为：4.0904×100000＝4.0904×105吨/年3、氢气洗涤洗涤水进塔温度25℃，出塔温度30℃，氢气产量为设进塔气体80℃出塔气体氢气：12.5kmol氢气：12.5kmol25kg水汽（80℃）11.39kmol其它气体：0.255kmol氢气：12.5kmol25kg水汽（380℃）0.577kmol其它气体：0.242kmolC氢气80℃＝3.45kcal/kmol℃C氢气30℃C水汽80℃＝631.3kcal/kmol℃C水汽30℃＝608.9C其它80℃＝0.246kcal/kmol℃C其它30℃＝0.242Q氢气80℃＝3.45×25×80＝6900kcalQ氢气30℃＝3.413×25Q水80℃＝205×831.3＝129417kcalQ水30℃＝608.9×10.39＝6326Q其它80℃＝80×7.39×0.246＝145kcalQ其它30℃＝30×7.39×0.242＝54Q总1＝6900+129417+145＝136462kcalQ总2＝2560+6326+54＝8940kcalQ出＝（WL3+194.61）×30＝30WL3+5838.3kcal136462+25WL3＝30WL3+5838.3+8940WL3＝24366kg/t10万吨：W＝2.44×106吨氯氢处理总的水耗（循环水）为：4.0904×105+24.336×105+7.751×105＝36.177×105吨/年考虑到传热效率。设其为80％则用水量为：45.22×105吨/年二、设备计算及选型=1\*GB2⑴a、HVMTM过滤器过滤器面积的计算：从平衡表上看到进电槽的精盐水流量Q＝129.51m3/h，若电槽的电流效率取95%，盐水含量取315g/l,则该流量修正为Q=129.51×300/95%/315=129.83m3/h。考虑到盐水工序还有5万吨隔膜碱所需盐水流量62.5m3/h，精盐水总流量为129.83+62.5＝192.33m3目前凯膜过滤器的过滤强度一般取0.4m3/(m2·h)，∴过滤面积A＝192.33／0.4＝480若选用过滤面积为150m2的微孔管，则过滤器是三台。b、CN过滤器单套CN过滤器装置处理量为30m=2\*GB2⑵板框式压滤机由于生产1吨100％烧碱副产盐泥（干基）约30～40公斤之间，则一天24小时产盐泥约9吨～12吨之间。我厂现有盐泥压滤机面积为200m2已能满足生产需要，不需另购。=3\*GB2⑶电解槽如前面所讲，离子膜电解槽是离子膜技术的关键设备。单级离子膜电解槽和复极离子膜电解槽各有优缺点。单级槽在大电流低电压下运行，生产较安全。单槽停车时对产量影响不大，但在相同规格装置中电解槽数量多，组装维修工作量大，损失于连接铜板的电压降较多，铜耗量大，装置占地面积大。复极式离子膜在低电流高电压下运转，其安全性较单级槽差，单槽停产时对产量影响较大，但复极槽在相同规模装置中电解槽数量少，电槽的维修管理工作较单级槽少，占地面积小，损失于导电铜板上的电压降也小，膜的利用率高。特别对于较大规模的烧碱装置更适合选用复极式离子膜电解槽。当然最终选用什么样的槽型尚须投资费用（包括电槽、电解厂房、整流装置、导电铜板、跳槽开关、管线、阀门、仪表等）、操作运转能力、维修费用以及产量质量等方面进行综合比较后确定，本方案以北化机国产自然循环复极式电解槽来考虑。附：国产化ZMBCH-2.7型复极式离子膜电槽电解性能及有关数据单台年生产NaOH（浓度100%）16700t电流负荷（KA）15电流密度（KA/m2）4.5电流效率（%）≥95%直流电耗（kwh/t）2135单元槽电压（V）3.03单元槽尺寸（mm）2401×1289占地面积（m）2.723单元槽对数/台数122/1ZMBCH-2.7型复极式离子膜电槽特性：槽框架结构稳定，密封性好，不泄漏。结构电压低，槽内液体和电流分布均匀使离子膜使用寿命处长。阴阳极电位低，稳定性良好。优异的阳极涂层及活性阴极。=4\*GB2⑷氯气硫酸干燥塔以每小时12.5吨100％烧碱（年产十万吨烧碱）为基数进塔组分Cl2Cl211306kg/h(159.247kmal)H2O43.745kg/h(2.4303kmal)其他气体191.79kg/h(6.375kmal)总计11541.35kg/h(168.0523kmal)出塔组分ClCl211306kg/h(159.247kmal)H2O3.437kg/h(0.1918kmal)其他气体191.79kg/h(6.375kmal)总计11501.27kg/h(165.8138kmal)按每公斤95％硫酸吸收水分到75％硫酸：W水＝＝0.267kg设干燥结果为氯中含水≤300ppm。那么，10万吨离子膜烧碱对应产的氯气量经过干燥需要的硫酸量每小时为：＝0.0003＝150.965kg/h设损耗为15％，则需硫酸量为150.965×（1+15％）＝173.610kg/h干燥塔流出的稀酸为：150.965×1.267+150.965×0.15＝218.917kg/h氯中含水：43.645-150.965×0.267＝3.437kg/h塔板数计算：设塔内平均总压为：（752.2+722.8）/2＝737.5mmHgX为液相H2O/H2SO4的mol百分数Y为气相H2O/Cl2的mol百分数P为上空水蒸汽分压mmHg根据道尔顿公式：95％硫酸时：0.00079％依此类推，50℃硫酸浓度（H2SO4％）水蒸汽分压（mmHg）X×10-2Y×10-2氯内含水（％）950.005822.270.000790.00020900.058937.690.00790.0019850.26049.00.0350.009800.7157.650.1050.0265752.2064.400.2990.076705.1770.00.7060.179气体吸收操作线：氯中含水Y1＝X1＝0.0287XY＝0.0198X+（0.0146-0.0198×0.0287）＝0.0198X+0.014操作线按下列状态作出：气体进口状态为B：氯气中含水为：温度12℃气体出口状态A：氯气中含水为0.04％，温度50℃设塔板效率为70％，则用贝克氏图解法求得塔板数，并考虑实际操作余量及取整，故塔板数取5块。泡罩塔塔径计算求出塔板最小泡罩数：最小齿缝面积：AS为每层塔板的最小齿缝面积：m2VM为塔板上的最大气相负荷：m3/sVM=1.14625m3ρV为气相密度：kg/m3 2.64kg/mρ1为液相密度：kg/m31746.6kg/mh为泡罩齿缝高度：0.028γ为泡罩齿缝上底宽度与下底宽度比值，三角形齿缝为0矩形齿缝为1，取γ21CS为气相复合因子：m/s=0.1653(m2)塔板所需最下泡罩数：m＝m为泡罩个数，F4为单个泡罩的齿缝面积：m2=0.00448m=0.1653/0.00448=37（个）均分为1.0～3.0mm之间，取泡罩直径为100mm.泡罩排列中心工作，为其泡罩外径D1的1.25～1.5倍，取值150mm，相邻泡罩外缘间距离（ρ-D1）为25～75mm，取50mm塔板泡罩布置区面积：根据公式：Aa=fmACL和f＝Aa/AC其中：Aa为布置泡罩区面积AC为全部泡罩的底面积ACL为每个泡罩的底面积F可根据ρ/D1查表，求得Aa/AC值为2.48则ACL＝2.48×37×78.5×10-4＝0.7203（m2）塔径的核算泡罩区面积百分率为40％～75％，取50％总塔板面积：(At为总塔板面积m2)Φ为布罩泡罩区面积分率则At＝0.7203/0.5＝1.4406m依次可计算塔径：＝1.835m取塔径D为2.000m填料塔工艺数据硫酸进入浓度85％，温度15℃，排出浓度75％。氯气进入168.0523kmal/h,4364.133m3/h,12℃设填料段压降为50mmH2O即气体进塔压力为-550mmH2O离开时为-500mmH2O。因此平均压力为721mmH2O。塔内操作温度取平均20℃。硫酸的操作浓度平均80％，此时粘度μ＝18cp，重度γL＝1723.9kg/m3,γG=3.214*273*721/(293*760)=2.84kg/m填料选用Φ40或Φ50陶瓷拉西环，数据如下：比表面积α=126m-1干填料因子(a/ε3)=305m-1湿填料因子Φ＝350m-1塔直径计算：进塔氯气含水为43.745/11306=0.00387求此时y1=0.00387*71*273*0.96/(22.4*293*1)=0.0113离开填料层时y2=0.002*71*273*0.96/(22.4*293)=0.0057675%及85%硫酸的x1,x2为x1=25/18/(25/18+79/98)=0.6447x2=15/18/(15/18+85/95)=0.49此时对应的y85%=0.000035对于y1处得到的y*1=0.000035*71*273*0.96/（22.4*293）=0.0000992y*2=0液体流量按物料平衡求取：L/G=(y1-y2)/(x1-x2)L=G(y1-y2)/(x1-x2)=4364.133*(0.0113-0.00576)/(0.6447-0.49)=156.285m3/h或L＝156.285*1723.9＝269419.8kg故（L/G）0.25(γG/γL)0.125=(269419.8/4364.133/2.84)0.25(2.84/1723.9)0.125=0.9692根据图得：0.025＝wF2(a/ε3)*μ0.2*γG/γLwF={0.025*9.81*1723.9/[2.84*305*(18)0.2]}0.5=0.5233m/s取板效率0.73，则w=0.38m/s,塔径为：D=[4364.133/(3600*0.785*0.38)]0.5=2.01取整D=2m实际速度w=4364.133*4/(2*2*3.14*3600)=0.386m/s喷淋密度156.285*4/(2*2*3.14)=49.77m3/m2或156.285*1723.9*4/(2*2*3.14)=85802.5kg/hr填料层高度平均推动力△m=[(0.0113-0.0000992)-(0.00576-0)]/㏑(0.0113-0.0000992)/(0.00576-0)=0.00818 传质单元数n＝（y1-y2）/△m=(0.0113-0.00576)/0.00818=0.71传质单元高度（80％H2SO4时A取0.022）K=Aw0.8＝0.022*（0.386）0.8＝0.01027kg/m2.h.mmHgh=G/(KSa)=4364.133*2.84/(0.01027*126*3.14*721*12)=071传质总高度H＝nh＝0.71*4.23＝3.003m取填料层高度H＝3.5m=5\*GB2⑸氢气洗涤塔以生产烧碱12.5吨/小时计算（采用双塔串联操作）1、第一塔进塔组分HH2320.125kg/h(160.0625kmal/h)H2O1527.938kg/h(84.975kmal/h)总计1848.063kg/h(245.0375kmal/h)温度90出塔组分HH2320.125kg/h(160.0625kmal/h)H2O399.3066kg/h(22.1837kmal/h)总计719.4316kg/h(182.2462kmal/h)温度50则进塔气体体积为V1=22.4×245.0375×（273+90）/273=7298.348m出塔气体体积为V2=22.4×182.2462×（273+50）/273=4829.98m塔内平均气体量为V平均＝（V1+V2）/2=6064.162m空塔速度取0.5m/sD＝＝2.01m取D＝2m2、第二塔进塔组分HH2320.125kg/h(160.0625kmal/h)H2O399.3066kg/h(22.1837kmal/h)总计719.4316kg/h(182.2462kmal/h)温度50出塔组分HH2320.125kg/h(160.0625kmal/h)H2O129.825kg/h(7.2125kmal/h)总计449.95kg/h(167.275kmal/h)温度30则进塔气体体积为V1=22.4×182.2462×（273+50）/273=4829.98m出塔气体体积为V2=22.4×167.275×（273+30）/273=4158.714m塔内平均气体量为V平均=（4829.98+4158.714）/2=4494.347m空塔速度取0.4m/s，那么，根据塔径D=（4V/µπ）1/2因此塔径为D==1.994m取整为D=2.0m喷嘴数量的确定及布置已知总喷水量为304.2t/hr.设上水压力为2kg/cm2,考虑水垢阻塞喷嘴直径d=6mm,可查得喷水量约560kg/hr，则喷嘴总数为n＝304200÷560＝543.21个考虑分布及可能堵塞取550个，采取10层，每层55孔。由于分为两塔串联，则每塔5层，管间距取1200mm，上部考虑除沫等为2400mm，下部有进气口等为3000mm，则每塔高约9000mm。进塔气体体积为1.3416m3进塔管径：d＝＝0.585m取d＝600mm同样出塔气体流量为1.1537m3d＝＝0.542取d＝600mm=5\*GB2⑸氯气压缩机按年产10万吨烧碱能力，我厂使用的由锦西化机提供的YLL-3700型透平压缩机已运行10多年，工艺操作较成熟。但该机组维修较复杂，机组为四级压缩，占地大，电耗高。近来由杭州振兴公司开发的LYJ－4200处理氯气量为11万吨－12万吨每年，为两级压缩，出口压力0.36MPa。电耗较低；缺点是投入使用时间较短，稳定性还需时间检验。第七节位置说明本项目一期工程10万吨离子膜装置主要利用老厂区闲置的场地，其具体布置见10万吨离子膜装置总平面布置图原材料、动力消耗定额（1）主要原料消耗及供应序号名称单位年耗量供应1食盐（折成100%NaCl计）万吨/年1550%来自卤水，30%来自矿盐，20%来自海盐2离子交换树脂l/年900进口/国产3离子膜m2/年600进口（2）动力消耗及供应序号名称主要规格吨耗年耗量1电解交流电DV3602271kwh228×106kwh2动力电380V150kwh15×106kwh3工业水25330万m34蒸汽0.5MPa(G)0.5t6.5万t5仪表空气0.6MPa(G)40Nm34.0×106Nm36工业空气0.6MPa(G)40Nm34.0×106Nm37氮气0.6MPa(G)30Nm33.0×106Nm38高温水+5℃,△t＝1.36×105kj1.36×1010kj1）生产32%NaOH消耗定额（包括一次盐水、电解、氯氢处理、废气处理）（以1吨100%NaOH计）序号名称及技术规格单位数量备注1原盐（NaCl100%）kg15002碳酸钠（Na2CO3≥98%）kg103高纯盐酸（31%HCl）kg1504氯化钡（BaCl2·2H2O≥98%）kg255亚硫酸钠（Na2SO3≥96%）kg1.56纯水电阻率≥1*105Ω-cmm32.57离子交换树脂l0.0098离子膜m20.0069聚丙烯酸钠（A＝20P）kg0.1210烧碱（以32%计）kg2511蒸汽0.8MPa（A）t0.512工业用水32m313循环水32m314硫酸98%kg16.015动力电380Vkwh15016直流电耗DCkwh218017仪表空气0.6MpaGNm34018工艺空气0.6MpaGNm34019氮气0.6MpaGNm33020冷冻水＋10℃Δt＝Kj1.36×1052）液氯（以每吨100%液氯计，在现有的液化装置上增加两台液化器，不另外计算）3）高纯盐酸工序（高纯盐酸以每吨31%HCl计）序号名称及技术规格单位数量1氯气Cl2＝100%kg3052氢气H2＝100%kg9.53循环水32m3454纯水电阻率≥1×105Ω-cmm30.85动力电kwh6第九节节水和节能能源损失分析⑴直流电的损失在电解过程中生成的电解液、氯气、氢气、所用的精盐水都是带电物质，所以物质没有良好的的绝缘措施或断电设施。⑵严格控制操作指标工艺操作指标应严格执行，并要求操作稳定，特别是入电解槽盐水要控制，精盐水中杂质愈少则电耗愈低。⑶严格管理制度要杜绝装置界区不必要的长明灯、长流水、冒汽和气。经常维护设备，对的设备和管理要经常检查保温的完好性，杜绝装置内设备、管道的跑、冒、滴、漏现象。节能措施⑴采用先进的离子膜法电解工艺技术是最大的节能措施。⑵采用6台自然循环复极式电解槽，使电气回路的电压和电流适中，因而获得高整流效率。⑶采用节能型的电器设备、电机。⑷选用导热系数小的绝热材料，将管道、设备的热损失和冷损失减至最小。⑸对水、汽、气采用流量计计量便于能源管理。节能评价⑴各类能源折算标准煤的规定值：名称单位标准煤（kg）交流电kwh0.404蒸汽kg0.0129生产上水T0.086纯水T0.486装置空气Nm30.04循环水T0.081⑵离子膜法工艺与隔膜法工艺相比较，其直流电耗和蒸汽消耗节约如下：（以32%NaOH进入比较）名称及单位隔膜法离子膜法直流电耗kwh/t24002271蒸汽t/t40.5折标煤t/t1.5260.970可见，离子膜法工艺较之隔膜法工艺，其能耗降低36.4%，单吨产品综合能耗比隔膜法减少0.558吨标煤，年节省标煤2.78万吨，其节能效果显著。上述指标可见，本装置采用的工艺节能效果显著。510万吨/年离子膜装置对公用工程的需求量序号名称主要规格吨耗年耗量1直流电DV3602271kwh228×106kwh2动力电380V150kwh15×106kwh3自来水25330万m34循环水31001000万m35去离子水电阻率≥1×105Ωcm225万m36蒸汽0.5MPa(G)0.5t6.5万t7仪表空气0.6MPa(G)40Nm34.0×106Nm38工业空气0.6MPa(G)40Nm34.0×106Nm39氮气0.6MPa(G)30Nm33.0×106Nm310高温水+5℃,△t＝1.36×105kj1.36×1010kj第十节安全及工业卫生电解产品氯气具有毒性；氢气可燃，能与空气或氯气混合形成爆炸性气体；烧碱能刺激黏膜和烧伤皮肤等。此外，由于进行电解生产时所用直流电电压较高，电流很大，还有触电的危险。因此，了解原材料与产品的危险性和有害操作知识，遵循外伤、中毒和爆炸事故的预防规定以及严格执行各种安全技术规程等，对于建立必要的安全生产条件，保障工人身体健康是十分重要的。操作与防范氢气与空气或与氯气可以形成易燃易爆的混合物氢气和空气的混合物，当其中氢的含量达4.1～74.2％（体积），在20℃常压之下具有爆炸危险。氢氯混合物中氢的爆炸极限为4.5～95％（体积），氢气和空气混合气的燃点为510℃，而与氯气混合气则为在氯和氢的混合物中，氢的含量为3～7％（体积）时，即着火燃点，同时压力缓慢增高，含量为7～15％（体积）时，在燃烧的同时压力急剧升高，含氢为10～83％（体积）时，燃烧伴有爆炸，含氢量达83～97（体积）时，压力增高，但补爆炸，氢氯混合气中含有其它气体时，爆炸极限温度就发生变化。在电解生产过程中，由于操作、设备等因素的影响，可能形成上述的混合气体，当发生电火花或在光照下，以及局部温度达到450℃在生产中应注意以下几种现象，并就此提出解决措施：氢气放空时，由于打雷着火；用氢单位着火；氢气输送系统爆炸；出现以上现象时应采取的措施：氢气管道应保持严密，不得出现负压，以防止空气串入，而形成爆炸性混合气，停电后和送电前，氢气系统应用氮气或二氧化碳的惰性气体置换，排尽空气。电解厂房必须做好通风，以免集聚氢气，厂房周围应安装避雷设施，氢气放空管的避雷针保护范围，应突出管顶3米以上，厂房内的电气设备必采用防爆措施。室内不得排放氢气，氢气放空管应伸出屋顶，并在管顶安装阻火器，考虑设置自动排空装置，可迅速用石棉手套等切断氢气源，扑灭火焰，切勿降电源或停车，以免造成负压，引起氢气系统爆炸2、触电事故与防止在氢气生产过程中最大的危险时触电，电源通过人体可以引起不同性质的电外伤，如电的灼伤、击中、电烙印，同时，人体中的血液和其它液体还会分解，触电的后果决定于通过人体组织的电流大小，即占决定性地位的及是人体电阻R或所施电压U，I人体＝U/R，（如规定人体安全电流为0.05安，而R人体＝1000欧，则安全电压之极限为50伏），在氯碱厂电解车间，电解槽电压达到并超过安全电压，因此，操作时，应注意：穿上绝缘靴；地面保持干燥；电解槽断电良好；行车轨道及吊钩要有绝缘装置；要有触电抢救措施和知识，会进行人工呼吸。氯气中毒与防治氯气是有毒气体，在常温常压下呈黄绿色。比空气重，刺激咽喉及眼睛粘膜，吸入后引起肺水肿，支气管炎，严重的甚至死亡。按照卫生标准规定，生产厂房操作区域的空气含氯量最高允许浓度不应超过2毫米/米3。氯气主要通过呼吸道和皮肤粘膜对人体发生中毒作用。预防措施为：1、电解厂房采取措施使氯气不泄漏，维持电解槽及设备管道中氯气处于负压保证设备管道及连接处的密封性。2、厂房应有良好的通风，操作人员必须备有防毒面具，以备必要时戴用，每隔半年应对防毒面具中的活性碳吸氧性能进行测定。发现失效立即更新。3、对轻微中毒者应迅速离开污染地区，在上风向地区稍微休息，并将发生的中毒事故立即通知保健站（或医院）急救，救护前应让患者安静，禁止说话，患者安放在担架上时，应使其上身稍抬起。烧碱对人体的损伤烧碱溶液落到皮肤上，尤其是高温烧碱液会引起皮肤表皮的灼伤溅入眼中会引起失明或视力衰退；若吸入碱雾沫或浓度高的碱蒸气可能使气管和肺部受到严重损害甚至发生肺炎。因此在管理电解槽或进行检修时，必须穿好工作服戴防护眼镜，防护帽和橡皮的手套。由于烧碱能与蛋白质起作用，因此不能穿绸制工作服，不能穿皮鞋操作（烧碱能腐蚀皮革制品）宜穿橡皮长统靴或轻便靴。如果遇到碱液溅入眼睛，应立即用大量水冲洗，或用3～5％硼酸水冲洗，严重者送医院治疗，皮肤碰上或溅上烧碱可先用大量水冲洗，可涂以硼酸、软膏，严重者送医务室治疗。第十一节主要技术经济招标及产品成本估算=1\*GB2⑴主要设备及材料价格以设计10万吨烧碱生产能力为基准进行投资估算·设备价格定型设备及非标设备均采用近期的询（报）价，或参照近期同类工程的订货水平，或参考近期工程经济信息资料。·主要材料价格建筑安装工程主要材料按现行市场价格确定。1）盐水投资：方案（一）盐水精制单元主要工艺设备估价序号名称技术参数数量材料估价(万元)1Na2CO3配制槽Ф2000×20001CS0.872Na2CO3溶液泵Q=30m3/hH=1CI0.53Na2CO3贮槽Ф3000×30001CS2.454Na2CO3提升泵Q=5m3/hH=1+1CI0.55Na2SO3高位槽Ф1200×12001SS0.326FeCl3配置槽Ф2000×20001CS+涂料0.877FeCl3溶液泵Q=30m3/h1CI/F40.58FeCl3贮槽D3000×30001CS+涂料2.459FeCl3提升泵Q=5m3/hH=1+1CI/F40.510BaCl2配制槽Ф3000×30001砖0.8711BaCl2溶液泵Q=30m3/h1CI0.712BaCl2高位槽Ф2000×20001CS2.4513NaOH高位槽Ф2000×20001CS0.8714NaClO高位槽Ф1500×20001PVC0.5151#折流槽1000×1000×30001PP0.516澄清桶Ф10000×100001CS+涂料3017配水桶Ф11000×9000×101CS/HRL3418化盐桶给料泵Q=230m3/h1+1CI4.419化盐桶Ф5000×70001+1CS20202#折流槽14500×1200×12001CS521前反应槽ф5000×100001CS1522加压泵Q=290m3/h1+1CI1.523空气缓冲罐Ф500×12001CS0.524加压溶气罐Ф2600×49001CS1.7325气水混合器Ф426×10802CS+涂料1.4426文丘里混合器Ф377×18001CS+涂料1.627预处理器Ф15500×184001CS+涂料20028后反应槽Ф4500×180002CS+涂料2129中间槽Ф3500×35001CS+涂料5.030过滤器回液泵Q=50m3/hH=3CI131盐泥池7000×7000×20001砼332盐泥泵Q=60m3/hH=1+1CI133HVM膜过滤器F=1503CS/HR