1、预处理器对含镁量较高的原盐有较好的适应性，而对原盐中的钙镁离子之比没有严格的局限性。但是除镁能力的大小取决于能否产生足量的、气泡直径满足氢氧化镁附着需求的有效气泡。在额定流量下压缩空气溶解于粗盐水的溶解度是有极限的，压缩空气溶解量有一定限度而且在减压后释放出来的溶解空气也比溶解量有消耗，质量是有损失的。因此当有效的气泡量不足以让所有的氢氧化镁所裹缠，则没有载体裹缠的氢氧化镁不可能气浮从上排泥口排出，而是会在盐水中游荡，氢氧化镁的分离效果就会受到极大的影响。1 Z- I4 A0 c* ( q8 e4 D7 D* u一方面尽可能提高空气的溶解量，使空气在盐水中溶解达到饱和或者接近饱和。在设计同时要
2、保证减压后溶解的空气尽可能的全部释放，并形成高质量的气泡粒径，尽可能的减少气泡量的损失和气泡质量的低下。另一方面充分利用预处理器在结构上的特殊性，将盐泥循环技术嫁接到预处理器上来，让因为没有足够的小气泡，而不能裹缠小气泡浮上分离的氢氧化镁，在氢氧化铁的作用下，裹缠在循环盐泥中的结晶型的碳酸钙固体颗粒周围，形成表观密度较大的固体颗粒并借助斜板效应和同流向分离原理，而迅速沉降到桶底。此预处理器的分离速度为浮泥上升速度和沉泥下降速度的累加，大大提高了预处理器分离氢氧化镁的能力。6 万吨离子膜物料衡算$ O1 I3 C: T+ ( g N一、项目：新建年产 6 万吨烧碱。% B0 k: d9 A* J
3、) s( z二、计算依据 4 s2 / J. e) S. t) $ v1、需要的一次盐水（1）生产 1 吨烧碱需要消耗的一次盐水流量：11m3 h(一次盐水浓度为 3055g/l，离子膜电解槽淡盐水浓度工艺控制指标为 2155g/l，年工作 8000 小时。（2）设计生产烧碱能力为 6 万吨,每小时产碱 7.5 吨，则消耗的一次盐水为：7.51182.5 m3 h一次盐水管道的确定: ; ?) ?, C3 u: V) A1 g/ c: ?) x盐水流速范围:1.02.0m/s,取 1.5 m/s 计算s=Q /v=82.5/36001.5=0.01527 m2“ O3 K6 w6 w3 K(
4、U $ i管道材质为衬 PO 管,管径为 0.139 m。8 G5 f9 8 N6 f6 N2 8 v输送管道选择1596.5 的无缝钢管衬 PO.2、离子膜系统酸消耗（1）一次盐水的含碱浓度：(0.30.6)g/l ，取 0.5 g/l 计算；进螯合树脂塔前需要调整到PH：90.5，取 PH 为 9（即体积浓度为：0.0004 g/l）计算 ,则高纯酸消耗：mHCl=（82.50.582.50.0004）36.5/40 37.61kg/h 即酸消耗为：VHCl=0.109 m3/h。高纯酸用于调节一次盐水 PH 酸管的确定:高纯酸输送为自流,流速取 0.5m/s,取计算/ r5 |) Y l
5、9 M+ 6 G: i2 N* ys=Q /v=(0.109/3600)/0.5=0.00006056m21 K“ |$ a9 q3 2 w7 3 C, 管道材质为 PVC 管,管道直径为 8.78mm。5 G9 t8 3 p1 c/ q+ f3 o: h7 输送管道选择25,实际流速为 :0.38 m/s,8 W: G8 P3 5 M（2）鳌合树脂再生需要的高纯酸量 8 C! n* e) E2 a4 n6 1 鳌合树脂塔运行 24 小时下线，配制酸浓度控制 5%6%，取 5.5%计算，高纯水流量为 6 m3/h，则 31%的高纯酸流量 1.125 m3/h，再生时间 2.5 小时，一年中平均
6、每小时需要 31%的高纯酸量为：0.117m3/h。“ V) w6 X“ g/ r Y$ F8 A鳌合树脂再生高纯酸管道管的确定:# l+ n8 j, 2 d 管道直径为 28mm。输送管道选择40,实际流速为 :0.324 m/s.- L4 q+ ?/ D$ R$ i: |9 T+ （4）由于复极式离子膜电解槽为加酸工艺，需要调整精盐水的 PH：90.5 调整 PH 值在25 之间，以 PH=4 计算。需要消耗的高纯酸量为：82.50.000436.5/400.0301kg/h，即：0.087 m3/h。4-10（V1.11510000.31）/36.5/（82.5V）) g, F9 k3
7、Z I4 _; h* N7 U0 nV=8.71104m3/hV 总 10.0878 m3/h; A. J) R$ ?; B15,实际流速为 :0.310 m/s. S6 F7 3 2 7 Z（5）离子膜脱氯塔消耗酸量真空脱氯系统淡盐水的 PH 值工艺指标控制：1.21.5，取 1.2 计算，出电解槽淡盐水的流量为 44 m3/h，考虑氯氢处理的氯水 11m3/h，淡盐水的 PH：25 之间，取 4 计算，脱氯塔的处理能力为 55 m3/h。淡盐水 PH=4 化为含酸体积浓度 0.00365g/L，加酸后淡盐水 PH=1.2 化为含酸体积浓度2.303g/L，每小时消耗酸量：55(2.3030
8、.00365) 10-3=126.46 kg/h，换为体积消耗酸量为0.1134m3 /h 的高纯酸。4 B* m3 H4 o15,实际流速为 :0.401m/s.离子膜电解系统高纯酸总体消耗为：2 U0 0 j/ E$ J38,衬 PO 后,内径为 20 mm,实际流速为:0.97m/s. * l# y8 + Z$ O1 i0 Y# o0 c4、 离子膜电解系统自用碱消耗（1）螯合树脂再生用碱小消耗：1 $ y* p! , b/ b- W鳌合树脂塔运行 24 小时下线，配制碱浓度控制 6%7%，取 7%计算，高纯水流量为 6 m3/h， 31%的碱，则碱流量为：1.36 m3/h，再生时间
9、2.5 小时，一年中平均每小时需要消耗 31%的碱量为：0.1142m3/h。; f x6 M8 I8 o! F; V; ?: z Y碱输送管道的确定 ; v+ Z0 b# 0 5 ?! L U碱输送为自流,流速取 0.5m/s,取计算 w9 f# I7 j5 V J“ X“ us=Q /v=(0.1142/3600)/0.5=0.0000634m2 管道材质为不锈钢管,管道直径为 8.99mm输送管道选择15,实际流速为 :0.404m/s.（2）脱氯后加碱调节淡盐水 PH 值碱的消耗 5 j0 n$ T! D; ! 脱氯前淡盐水 PH 值取 1.2，脱氯后淡盐水 PH 值工艺控制 912,
10、2 G4 c15,实际流速为 :0.404m/s.7 h % i 5 e5 d. F5.离子膜电解系统蒸汽消耗（1）盐水精制蒸汽消耗(采用板式换热器 )一次盐水精水温度为 5560，考虑盐水在输送过程中的热损失，板式换热器盐水进口温度为 55度计算，进螯合树脂塔的盐水温度工艺指标要求控制在 605，按 60计算，查表：一次盐水 55的比热 Cp0.928Kcal/l.，一次盐水 60的比热 Cp0.925 Kcal/l.，压力 0.7Mpa，温度为 164.17饱和蒸汽焓 H1659.9 Kcal/kg，饱和冷凝水的焓：H2165.7Kcal/kg, 采用板式换热器,排出的冷凝水的温度为 80
11、焓：H380Kcal/kg, ，即80时，一次盐水的流量为：82.5 m3 h。需要提供给被加热盐水的热量：Q 82.5 6092555928367.9103Kcal/h, b _ l+ N e: ?2 ?9 h1 t. c: a蒸汽消耗为:W= Q /(H1-H2)= 367.9103/(659.9-165.7)W=744.4 kg/h板式换热器的换热面积为: L3 l/ |, r: q. P; 3 Y# 板式换热器总的传热系数取:3000 Kcal/(m2.h. ) : U% o; X 4 X2 s= Q/k=367.9103/3000s=122.6 m2（2）阴极电解液板式换热器 0 !
12、 u l4 a Y# o, h) e N. T6 O5、 离子膜电解系统高纯水消耗 5 h% P“ ? B57,实际流速为 :1.421m/s.- F$ j, J9 b6 O0 （2）过滤器反洗用水消耗 0 R: 5 R! G3 g6 U9 7 N) c) 过滤器运行 48 小时下线,二次全排,三次排 1/3.过滤器容积 8m3,则消耗高纯水为:24m3, 一年中平均每小时需要消耗高纯水为：0.5m3/h。, r y+ p* S4 q高纯水输送管道的确定+ ( 7 b) t) h Y I1 i高纯水的流速取 2.5 m/s。根据过滤器的容积 ,流量为 20m3h,0.4 小时充满.$ j“ d
13、0 . G5 Y76,实际流速为 :1.44m/s. 1 U5 V# 7 y4 h) 3 U6 + O9 ! Z(3)配制亚硫酸钠用水消耗 6 P4 X1 C* i/ q9 f2 E1 X; Y* g亚硫酸钠浓度配制为 5%，即体积浓度为 5g/L：体积输送流量为：7 z8 e: O76,实际流速为 :2.17m/s. ) |6 H( q3 x0 f108,实际流速为 :2.12m/s.9 _% w! O* “ I5 a5 s（4）离子膜电解槽电解用水消耗2NaCl + 2H2O = 2NaOH + Cl2 + H29 _ f- A% K% ! O! u/ L/ i BnH2O=187.5Km
14、ol/h 即 m1H2O=3375 Kg/h每个钠离子带 4 个水分子，迁移到阴极室的水的质量为：m2H2O=13500Kg/h X) r“ r2 b7 0 R成品碱带走的水的质量为：m3H2O=17500Kg/h/ ; s/ Q“ m, 1 Y# f氢气带走水的质量为：9 b7 y7 v5 m4 Y* j查表氢气在 90.时，水蒸汽分压 525.8 毫米汞柱。p H2O=525.8-115.69=410.11 毫米汞柱p H2=760-410.11=349.89 毫米汞柱 5 T7 o+ / g8 H V/ 5 a- qm H2O =1044.6+17500+3375-13500=8420K
15、g/hv H2O =8.42 m3/h% p8 N) w, s2 Y高纯水上水的流速取 2.5 m3/s。流量为 8.42m3h,s=Q /v=(8.42/3600)/2.5=0.00094m2 管道材质为不锈钢管,8 w; s+ r9 O, 9 T( J; # D管道直径为 34.5mm; z7 L* Q“ U6 S9 m, J9 s输送管道选择57,实际流速为 :1.19m/s.离子膜系统总体高纯水消耗：v H2O =8.42+1.098+0.5+3.75=13.77m3/h H( o% C$ l5 W7 Z$ G; g6、 离子膜单槽产碱量、氯气产量、氢气产量(1)工艺要求碱浓度控制指标
16、为 31%,比重 1.284,温度为 90,即体积浓度为 410g/L,小时产碱量为:V=18.29 m3h. 碱液流速为 152.5 m/s.取 2.0 m/s.计算.0 U( v! y( e76,实际流速为 :1.32m/s.(2) 氯气产量.氢气产量: ! W( O5 I) C- ?+ w l“ J* b2 1 1/ o+ q) Z“ b. ; K7500/40 n1 n2n Cl2 =93.75Kmol/h由公式:pv=nRT 计算 1.0133105V=93.758.315103358V Cl2 =2754.09 m3/h( D3 Z- J3 V- ; ? S查表得 90时氯的溶解度
17、为 0.0022218Kg/Kg，饱和水蒸汽分压为 0.4829Kg/cm2，其它气体的溶解不计。有摩尔比等于体积比n Cl2/n 总=(p 总-pH2O)p 总 4 L9 f: ( J# M3 U( g93.75/ n 总=(1.0133-0.4829)/1.0133N 总=179.11 Kmol/h 2 w! E- Q! I / K7 K氯气总管的体积输送流量为: O P由公式:pv=nRT 计算 1.0133105V=179.118.315103358480,实际流速为 :9.22m/s.N H2 =93.75Kmol/h# I: S) w0 z$ Q, B) z1.0133105V=9
18、3.758.3151033638 $ U, n* f4 V H2 =2792.22 m3/h/ R5 ?3 h( g1 氢气含水为：nH2O=58.03 Kmol /h,0 % t M) f. A k3 g“ v1.0133105V=(93.75+58.03)8.315103363) r0 o5 t480,实际流速为 :7.90m/s.物料组成含量 1 f7 Q3 l # _+ B2 S含量成分 组 成Kmol/h Kg/小时H2 93.75 187.59 F W6 J) a, f2 H2O 58.033 1044.6) P! ?/ 0 G; W$ k7 9 0 T0 X: X- I: c!
19、p4 z7 m- T9 E9 h7、 真空脱氯系统(1) 真空脱氯解吸氯气 7 : J- D6 z) M解吸氯气纯度为 70%,出槽淡盐水含游离氯 3000PPm, 脱氯后淡盐水含游离氯 70PPm.温度为:70.解吸的氯气为:m Cl2 =55(3000-70)/1000=161.2Kg/h.5 J$ g) o+ Z4 ! E# 7 * y$ L摩尔流量为:nCl2 =2.27k mol/h. d0 y) P8 Q0 k# s) nH2O=0.215k mol/h真空脱氯的氯气纯度工艺指标为 70计，湿氯气中的水的体积含量为:6.6%,湿氯气中其它气体以空气计，体积含量 23.4%。n 其它
20、0.759 kmol/h140,实际流速为 :1.64m/s.) y“ x E) C7 y _7 . v. m( - (5)、钛冷却器的物料、热量衡算进入填料塔的淡盐水浓度为 210g/l,温度为 85,游离氯为 3000PPm.真空度为 250 毫米汞柱,PH 值为 1.2。要求解吸后淡盐水含游离氯为小于 70PPm.液体流量为 55 m3/h。解吸的氯气量nCl2 =2.27kmol/h 即：m Cl2=161Kg /h查在 85时，饱和湿氯气含水蒸汽含 338g / Kg。饱和水蒸汽含量：54.47 Kg/h6 M% J I. ?2 h6 t+ S- a工艺要求温度降低到 45时查在 4
21、5时，饱和湿氯气含水蒸汽含 26.2g / Kg。湿氯气温度由 85降低到 45时，冷凝的水的为：MH20=50.199Kg /h 5 o( A3 U k9 O9 X2 u0 |+ T查表得：氯气比热 85时， 8.367 千卡/千摩尔。3 N6 c4 n, H* V, Q, T4 w1 氯气比热 45时， 8.288 千卡/千摩尔。5 X7 x2 h% s0 T- M( V$ 水蒸汽焓：85时， 633.3 千卡/公 85 斤。45时， 616.8 千卡/公斤。 8 6 h: Z0 _* 5 w1 Q9 K5 M5 3 w P2 b其它气体比热：（以空气计）85时， 0.244 千卡/公斤
22、。# F7 N“ d5 S# W4 J45时， 0.2405 千卡/公斤。能量衡算：7 O) x* s1 Y3 s / “ k! Q135801.9 千卡 氯气带出的热量 :2.27458.242=841.9 千卡水蒸汽带出的热量：4.271616.8=2634.3 千卡 8 H5 d( q ( a; z Q其它气体带出的热量：33.35450.2403360.6 千卡 3 w% d% m* % h( o( g氯水带出的热量：50.1994512258.9 千卡Q26095.7 千卡 冷却水进口温度为 25，出口温度为 35，需要冷却水取出的热量为：8 p% D+ s% i8 c7 PQ3Q1Q229706.2 千卡需要 25时的冷却水量：G29706.2/(35-25)=2970.6 公斤/ h温度的对数平均温差：- i8 Z* Y1 ( * V% S* 9 , L. ct =32.75传热系数取：15传热面积：F=Q/K.T=29706.2/1532.75= 60m2 (2)、成品碱冷却器(3)、碱液冷却器
