年产五万吨离子膜烧碱工程建设项目可行性研究报告Word格式文档下载.docx
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2001年烧碱总产量713.52万吨，其中：
隔膜法烧碱产量512.98万吨、占71.89%，离子膜法烧碱产量195.94万吨、占27.46%，苛化法烧碱产量4.60万吨、占0.64%。
2002年1-11月份烧碱工艺构成：
金属阳极法生产的占66.8%，离子膜法烧碱占33%，石墨阳极法占0.2%。
国内烧碱的消费领域主要为：
轻工、化工、纺织印刷三大行业，合计约占全国总用量的77.3%左右，其余用于医药、冶金及其它领域，约占22.7%。
2.1.4我国近几年烧碱进、出口情况
随着我国氯碱工业的发展，烧碱的生产能力和产量不断增加。
我国氯碱平衡长期以烧碱要求为主导的局面发生转变是在“七五”末期。
“七五”期间，我国烧碱净进口量名列世界第二，仅次于澳大利亚，但从1991年开始进口锐减，出口猛增，我国由烧碱进口大国转为出口大国。
随着国民经济的高速发展，各行各业对烧碱和氯气的需求迫切，而对氯气的需求增长日益旺盛并超过对烧碱的需求，在满足大量氯气需求的同时，却又带来烧碱能力的过剩，因此必然有部分烧碱出口。
2000年我国烧碱出口量有30~40万t；
2001年我国烧碱出口量达50万t，2002年1-11月份，我国烧碱出口量达32.9万t。
2.2国内、外烧碱市场需要量预测
2.2.1国内各行业烧碱需要量的预测
我国各行业的发展并不平衡，其中有机化工将有较快发展，因此化工用烧碱将年均增长5.8%。
其它及纺织印刷等行业也有一定增长。
我国烧碱需求量前景预测，到2003年需661万t，2005年需736万t。
2.2.2国际市场烧碱需要量预测
自1993年以来，世界各地烧碱供需平衡和进出口形势发生了很大变化，西欧在1997年已从烧碱净出口地区转变为进出口平衡地区或净进口地区；
美国、日本、中东、俄罗斯和东欧是主要的氯、碱出口地；
中国、印度及其他亚太国家是氯（产品）的主要进口地，占总量的95.7%；
澳大利亚、拉丁美洲和一些亚非国家则消费了全部出口烧碱。
由于澳大利亚和拉丁美洲等地对烧碱的需求仍十分强劲，为我国烧碱出口创造了一定商机。
世界烧碱产能1996年为5203万t，2000年增至5819万t，5年增加了616万t。
2001年为6012万t，预计2003年世界烧碱产能将达6277万t，2年将增加265万t。
2.3烧碱产品销售的初步预测及竞争能力
我国目前虽然烧碱生产能力相对过剩，开工率仅为80%左右，但随着国际经济的复苏、国内经济的持续发展，国内外烧碱的需求量将进一步扩大。
国外有关资料表明，烧碱需求在今后几年仍将保持较强劲的增长势头，1997年至2005年的年平均增长率为1.9%。
虽然氯气需求量的增加将拉动氯碱生产能力的进一步扩大，烧碱供过于求的状况还不会从根本上得到改变，但最起码将有所缓解。
另外，离子膜烧碱因产品质量高、能耗低、三废少、成本低，已成为全世界氯碱工业发展的方向。
从全国目前烧碱产需情况来看，总生产能力虽已高于需求，但高纯度离子膜法烧碱产量仍然较低。
因此，凭借离子膜法烧碱产品的质量优势，将会拥有较稳定的销售用户。
本装置所产烧碱有一部分32wt%液碱用于本厂各装置，其余大部分做成高纯度液碱、固碱，储运方便，销往周边地区及国外市场。
2.4国内烧碱产品价格现状及销售价格确定原则和意见
2.4.1国内烧碱产品价格现状
1995年至2001离子膜烧碱国内年平均售价1550元/t（不含税价、以下同）、最高为1800元/t、最低为1400元/t。
国内固碱1995年至2001年平均售价1700元/t，最高为1950元/t，最低为1500元/t。
2.4.2本工程烧碱产品销售价格确定原则和意见
根据原材料、能源、运输等现行价格，参照氯碱行业内部同类产品的现行销售价格以及市场供需初步预测情况，确定烧碱（以100wt%NaOH计）产品销售价格（不含税价）如下：
固碱：
1850元/t（含税价）
32%液碱：
1350元/t（含税价）
50%液碱：
1550元/t（含税价）
高纯盐酸：
550元/t（含税价）
液氯：
1750元/t（含税价）
3、产品方案及生产规模
3.1产品方案
3.1.1产品方案
3.1.1.132wt%离子膜烧碱（以100wt%NaOH计）
产量：
10000吨/年
3.1.1.250wt%离子膜烧碱（以100wt%NaOH计）
20000吨/年
3.1.1.3氯气（以100wt%Cl2）
40650吨/年
3.1.1.4氢气（以100wt%H2计）
产量:
1250吨/年
3.1.1.5固碱（以99wt%NaOH计）
3.1.1.6高纯盐酸（以31wt%HCI计）
3.1.2产品方案选择与比较
烧碱产品方案选择的原则，近期主要考虑市场销售，远期开发耗碱项目；
其他产品方案选择的原则，主要满足企业内部生产装置需要；
保持吃氯产品总消耗氯能力与电解产氯能力相互平衡，保证生产安全。
结合今后建设10万吨/年离子膜烧碱装置的规划，部分设施建设要考虑今后扩量需要。
3.2生产规模
3.2.1电解工序生产规模为5万吨/年离子膜烧碱,所产氯气生产液氯外销,氢气生产盐酸,多余部分用于化工生产装置（加氢）。
3.2.2蒸发按4万吨/年规模考虑，固碱工段按2万吨/年规模。
3.2.3液氯工段按5万吨/年液氯规模建设,考虑全厂氯平衡系数大于20%。
可以生产液氯40650吨。
3.2.4高纯盐酸工段按2万吨/年31wt%高纯盐酸规模。
正常生产1万吨。
3.3产品、中间产品和副产品品种、规格
3.3.1离子交换膜法氢氧化钠产品
液体烧碱产品执行GB/T11199-89质量标准:
%
优级
一级
合格
外观
无色透明液体
氢氧化钠≥
32.0
碳酸钠≤
0.04
0.06
氯化钠≤
0.004
0.007
0.01
三氧化二铁≤
0.0003
0.0005
氯酸钠≤
0.001
0.002
氧化钙≤
0.0001
三氧化二铝≤
0.0004
0.0006
二氧化硅≤
0.0015
硫酸盐（以Na2SO4计）≤
3.3.2离子交换膜法电解联产湿氯气,湿氢气参照执行引进合同质量标准:
指标名称
主要指标
湿氯气
Cl2≥
97.5
O2≤
2.0
H2≤
0.03
湿氢气
H2≥
99.9
3.3.3工业用液氯产品执行GB/T5138-1996
项目
指标
优等品
一等品
合格品
氯含量，%（V/V）≥
99.8
99.6
水分含量，%（m/m）
0.015
0.030
0.040
3.3.4高纯盐酸产品参照执行引进合同质量标准：
备注
HCL含量wt%
31
Fe3+含量wtppm≤
10
Ca2++Mg3+含量wtppm≤
0.3
以Ca2+计
CLO-含量wtppm
3.3.5次氯酸钠溶液副产品执行HG/T2498-93质量标准：
I型
Ⅱ型
Ⅲ型
淡黄色液体
有效氯含量（以Cl计）≥
13.0
10.0
5.0
游离碱含量（以NaOH计）
0.1～1.0
铁含量≤
0.010
注：
本工程次氯酸钠溶液有效氯含量（以Cl计）一般≥10.0%。
3.4氯平衡
表3-4-1：
氯平衡表
产品名称
生产能力（t/a）
单耗（产）量（t/t）
产氯量（t/a）
耗氯量（t/a）
离子膜烧碱
50000
0.886
44300
液氯
1.02
51000
高纯盐酸
10000
0.315
3150
合计
43300
54500
5万吨/年离子膜烧碱工程建成后，本公司氯年加工能力达到54500吨，大于年产氯量433000吨，由此说明足以保证氯碱生产系统安全运行。
4、工艺技术方案
4.1工艺技术路线选择
4.1.1过滤盐水制备工艺
过滤盐水制备是氯碱生产工艺过程至关重要的工段，精制效果的好坏直接影响产品的质量和产量。
传统的盐水精制工艺是同时加入反应剂，反应产生的含CaCO3、Mg（OH）2、BaSO4等沉淀物的粗盐水经过澄清，再经虹吸式砂滤器、a-纤维素预涂的炭素烧结管过滤器，最终除去沉淀物提到合格的过滤盐水该工艺对杂质钙镁比有一定要求，流程较长，设备庞大、占地多，a-纤维素预涂比较麻烦，而且管理繁琐、运行和检修的工作量都很大，生产成本较高。
国内戈尔膜分离工艺近年得到了广泛应用。
其特点是加入反应剂先除去硫酸根，再加上反应剂除去镁离子和有机物，再加入Na2CO3反应产生CaCO3后，用泵打入戈尔膜液体过滤器过滤，最终得到合格的过滤盐水。
由于是分别反应除杂质，因此该工艺适合各种规格的原盐和卤水，流程较短，占地较少，过滤器操作简单，自动瞬间反冲，不需要停机清理，因此无需备用设备，生产成本较低。
一次盐水工段拟定选用尔尔膜过滤工艺。
淡盐水提浓有单效薄膜蒸发工艺，多效降膜蒸发工艺，多效板式蒸发工艺。
单效薄膜蒸发器设备投资少，但蒸气消耗高。
多效降膜蒸发汽消耗低，但设备投资高，蒸发器较高，土建投资较高。
多效板式蒸发蒸汽消耗低，设备投资较低，蒸发器较小，土建投资较低。
本装置拟选用两效板式蒸发工艺。
4.1.2二次盐水及电解工艺是离子膜烧碱生产工艺的核心部分。
二次盐水及电解工艺的一般包括三道工序：
二次盐水精制、离子膜电解及淡盐水脱氯。
4.1.2.1二次盐水精制
二次盐水精制目前普遍采用合树脂吸收钙镁等杂质离子。
树脂再生使用盐酸、烧碱和纯水。
定期自动进行再生。
4.1.2.2电解
以食盐为原料的电解制碱方法有水银法、隔膜法和离子膜法。
水银法电解，其产品质量好，但能耗高，对环境污染严重，此工艺已被淘汰。
隔膜法电解，出电解槽碱液浓度低，含有大量氯化钠，不能直接做产品使用，尚需经过蒸发、浓缩、除盐后方能作产品销售，且只能用于一般的纺织、造纸等工业，而不适用于粘胶纤维、维尼隆、腈纶、味精、染料等需高纯碱的工业，能耗低、无汞害，无石棉污染、投资省，是氯碱工业的发展方向。
我国自86年起先后从日本旭硝子、旭化成、氯工程；
意大利迪诺拉；
伍德迪诺拉；
英国ICI、美国ELTECH等公司引进约50套离子膜烧碱装置，目前生产能力已占总能力的33%。
离子膜单极槽的槽型，分为单极槽和复极槽。
单极槽单台生产能力小，电槽台数较多，较适宜于生产能力较小的装置，单台检修时生产损失较大，设备等价较低。
通过对单、复极电槽在技术、经济等方面的综合对比，结合本项目装置能力较大，本项目拟选用引进具有世界先进水平的自然循环复极式离子膜电槽。
4.1.3氯氢处理工艺
4.1.3.1氯气处理
由电解槽出来的氯气，温度高并伴有大量的水和杂质，必须进行冷却、干燥和净化处理。
氯气的冷却有时接冷却两种方式。
直接冷却，传热效果好，冷却快。
本设计彩氯气经洗涤塔直接冷却，然后再用钛管冷却器间接冷却。
氯气干燥塔有泡沫塔和填料塔三种设备。
泡沫塔具有传质速率高，生产强度大，结构简单，制造维修方便等优点，缺点是结构复杂，阻力降小。
填料塔和泡罩塔塔串联干燥工艺。
氯气压缩设备有纳氏泵、小透平和大透平。
纳氏泵电耗高，单台生产能力小，设备台数多，设备总体投资低。
小透平电耗低，单台生产能力较大，设备台数较少，设备台数少，设备总体投资高。
本装置设计选用小透平工艺。
4.1.3.2氢气处理
由电解槽出来氢气温度高，含水蒸汽量大且含碱雾，故必须进行洗涤冷却。
根据聚氯乙烯装置对氢气较低含水和较高压力的要求，采用循环水间接冷却、液环泵压缩、冷冻水间接冷却工艺。
4.1.4氯气液化
通常根据氯气压缩机压力的不同，将氯气液化方式分为高压法、中压法和低压法三种。
高压法和中压法消耗低温冷冻量少，能耗低，但对氯气输送设备的要求较高，且投资高。
低压法一般用氨或氟城昂制冷。
氨制冷是我国传统的工艺技术，因其使用设备多，占地面积大，能耗高，属淘汰工艺。
氟化物制冷是我国近十向年发展起来的技术，在设备数量、占地面积、能耗方面均比氨制冷少许多。
由于本装置平时不生产液氯，因此没有必要选用投资高的设备。
因此本装置拟采用氟化物制冷、低温低压法，氯气液化温度-22℃氯气压力0.2MpaG,液下泵输送液氯装瓶。
4.1.5固碱
固碱工段的工艺设备、阀门管道、仪表等到均为超低碳高镍不锈钢和纯镍材质，国内难以加工制作和供应，目前一般成套引进。
固碱工艺和设备专利供应商目前主要有瑞士BERTRAMS和意大利SET公司，其工艺均采用多效降膜蒸发器，最后是入降膜式固碱炉制得熔融碱，然后再进入片碱机冷却制得片碱。
BERTRAMS公司的固碱炉生产历史最长，在世界范围内专利装置最多。
SET公司的蒸发器在设计上有独到之处，且设备价格较低，目前被广泛采用。
4.2工艺流程和消耗定额
4.2.1工艺流程简述
4.2.1.1一次盐水工段
卤水加入精制剂BaCI2溶液后进入澄清桶，以除去系统中过量的SO42-。
澄清后的粗盐水自流入折流槽，加入精制剂NaOH溶液NaClO溶液自流进而除镁反应罐。
反应后在盐水送至于汽水混合器，与压缩空气混合后进入加压溶气罐，饱含空气的盐水减压后在文丘里混合器中与絮凝剂FeCl3溶液混合，然后进入预处理器，由于减压作用，气泡大量释放出来，附着在杂质颗粒上并向上浮起，浮泥在预处理器上部自动排出。
澄清后的盐水从预处理器上部溢流进折流槽，加入精制剂Na2CO3溶液后进入除钙反应器。
反应后在盐水自流入盐水缓冲槽，经过滤器进液泵加压后送入戈尔膜过滤器，合格的过滤盐水自流入一次盐水贮槽，再经一次盐水泵送往二次盐水及电解工段。
澄清桶、预处理器及戈尔膜过滤器出来的盐泥排入盐泥贮槽，用盐泥泵打入箱式压滤机，压滤后的滤液回收用于化盐，滤渣由堆置风干，装车外运。
电解工段返回的淡盐水，收集于淡盐水贮槽，经淡盐水泵加压和换热器预热后，进入二效蒸发器，用一效来的二次蒸汽作为絷源进行提浓。
中间盐水用泵送至一效蒸发器，用生蒸汽作为热源进一步提浓。
提浓后的盐水用泵送入一次盐水贮槽，与过滤盐水混合。
4.2.1.2二次盐水精制及电解工段
4.2.1.2.1二次盐水精制
一次盐水工段来的过滤盐水，经过流量调节送至离子交换树指塔共2台，塔内装有合树脂，平时2台串联使用。
运行中，第1台负荷操作，第2台，作为保护，使盐水中所含微量Ca2+、Mg2+等多价阳离子会计师小于规定值。
出离子交换树脂塔出来的二次精制盐水送入电解工序。
2台离子交换树脂塔出程序控制器约每24个小时进行一次运转和再生过程的自动切换操作。
再生时单台塔独立运行。
由高纯盐酸工段送来的31wt%盐酸和在界区内由电解工序送来的32wt%烧厣经流量测量系统与纯水混合配制成需浓度后，经程序控制阀进入离子交换树脂塔内，再生过程中所排出的酸性和厣性废液，经中和后送到废液池处理。
4.2.1.2.2电解及淡盐水脱氯
树脂塔出来的二次精制盐水加入到每台电解槽。
阳极液经电解后产生的淡盐水和氯气进入淡盐水槽，氯气从淡盐水中分离、出来送氯气处理工序。
阴极液出阴极液泵在各单元槽的阴极室和阴极液槽之间循环总管中以保持碱液浓度稳定。
另一部分阴极液经碱液送至固碱工段。
淡盐水槽中的淡盐水用淡盐水泵抽出，加入31wt%高纯盐酸调节PH值后，送入脱氯塔上部，经真空闪蒸将淡盐水中的游离氯脱出。
脱氯后的淡盐水中加入32wt%烧碱调节PH为9~11。
中和后的淡盐水加入亚硫酸钠溶液完全除去游离氯后用泵送至一次盐水工段。
4.2.1.3氯氢处理工段
4.2.1.3.1氯气处理
从电解工序来的高温湿氯气经氯气洗涤塔用氯水洗涤冷却，然后进入钛管冷却器，先后用冷冻水将其冷却到12~14℃。
氯气经水雾捕集器分离出冷凝水后，依次进入一级填料塔、二级填料塔、泡罩塔，分别与稀硫酸和浓硫酸逆流接触进行干燥，然后进入酸雾捕集器，处理完的氯气含水量降至50wtppm以下。
新鲜的98wt%浓硫酸，依次进入泡罩塔、二级填料塔、一级填料塔，浓度逐渐降低。
从二级填料塔塔底出来的78wt%左右的稀硫酸，流入稀硫酸贮槽，然后送至罐区作为副产品出售。
干氯气经氯气压缩机压缩后送往液氯工段或其他以氯为原料的生产装置。
4.2.1.3.2氢气处理
电解工序来的氢气进入氢气冷却器用冷却水间接冷却，使氢气温度下降至40℃左右，冷却后的氢气由压缩机加压后，进入氢气终冷器用冷冻水间接冷却，再经水雾捕集后磅往高纯盐酸工段或其他化工耗氢装置。
4.2.1.4液氯工段
由氯气处理工序来的40℃、0.2MpaG的干氯气，经氯气缓冲罐进入氯气液化器，出扫气液化器的气液混合物经液氯气液分离器分离，尾气含Cl2≥l1%，去高纯盐酸工段。
液氯进液氯贮槽，用液下泵送液氯装瓶。
4.2.1.5高纯盐酸工段
氯气、氢气进入石墨三合一炉后，经合成所化氢气并经冷却、吸收制成31wt%高纯盐酸，尾气去尾气塔进一步用水吸收手排空。
吸收用水为纯水。
成品高纯盐酸送至高纯盐酸贮槽，然后送至二次盐水及电解工段使用。
4.2.1.6固碱工段
电解来的烧碱液依次经过一级预蒸发器、二级预蒸发器、固碱炉，分别经二次蒸汽、生蒸汽、和熔盐加热，蒸去烧碱中的不分。
高温熔融烧碱进入征碱机进行冷却结片，然后经装袋、计量封边和包装。
用汽车将袋装固碱送固碱仓库。
经鼓风机加压空气，以及从装置外来的天然气燃料，经烟道气预热后，进行配比燃烧，在熔盐炉内将熔盐加热，烟道气回收热量后排空。
加热的熔盐进入固碱炉，与烧碱液间接换热后循环利用。
4.3消耗定额
以每吨100wt%NaOH计，装置能力为5万吨/年32%wt烧碱。
序号
名称及规格
单位
消耗量
吨耗
时耗
年耗
1
卤水NaCl=290g/l
t
2.92
146000
2
食盐
t
0.73
36500
3
纯碱：
Na2CO3≥98.5wt%
kg
15
750t
4
氯化钡：
BaCl2≥98wt%
12
600
5
纯水
1.4
160000
6
助沉剂
0.5
25
7
亚硫酸钠：
Na2CO3≥95wt%
0.6
30t
8
离子膜烧碱：
折NaOH100wt%
19
9
包装袋
个
40
80万个
离子膜
m2
500m2
11
螯合树脂
L
0.02
1000t
硫酸：
H2SO498wt%
22
1100
13
直流电
kwh
2160
1.08亿度
负荷1.35万KW
14
动力电
150
0.75亿度
负荷0.094万KW
新鲜水≤28℃
1.5
7500
16
循环水≤33℃
190
9500000
17
仪表空气0.7MPa
Nm3
18
工艺空气≥0.5MPa
天然气燃料
7500000
20
蒸汽1.0MPa
1.9
95000
5、原料、辅助材料及动力供应
5.1原料供应
名称
规格
年用量t
来源
卤水
NaCl290g/l
从区内卤井购买
93%
从省内盐场购买
5.2辅助材料供应
亚硫酸钠
外观白色粉末
Na2SO3≥95wt%
NaCl≤0.5wt%
Fe3+≤0.02wt%
30
外购
FeCl3≥90wt%
温度≤30℃
离子交换膜
500m2
引进
10袋公斤/袋
380万个
型号TP260或相当品
堆积比重0.7～0.8g/bl
交换容量1.3eq/l钠型树脂
1000升
纯碱
Na2CO3≥98.5wt%
750
硫酸
H2SO4≥98wt%
氯化钡
BaCl2≥98wt%
5.3动力供应
规格
电阻率≥1×
105Ω·
cm
SiO2≤0.1wtppm
本装置提供
循环水
供水33℃
回水44℃
本厂提供
生产水
75000
蒸汽
1.0MPa
天然气
电解电
10kV
108000000
380V
6、建厂条件和厂
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