氯碱工业氢气处理工段初步方案设计书Word文档格式.docx
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（2）离子交换膜法制烧碱
目前世界上比较先进的电解制碱技术是离子交换膜法。
这一技术在20世纪50年代开始研究，80年代开始工业化生产。
图2 离子交换膜电解饱和食盐水原理
离子交换膜电解槽主要由阳极、阴极、离子交换膜、电解槽框和导电铜棒等组成，每台电解槽由若干个单元槽串联或并联组成。
上图表示的是一个单元槽的示意图。
电解槽的阳极用金属钛网制成，为了延长电极使用寿命和提高电解效率，钛阳极网上涂有钛、钌等氧化物涂层；
阴极由碳钢网制成，上面涂有镍涂层；
阳离子交换膜把电解槽隔成阴极室和阳极室。
阳离子交换膜有一种特殊的性质，即它只允许阳离子通过，而阻止阴离子和气体通过，也就是说只允许Na+通过，而Cl-、OH-和气体则不能通过。
这样既能防止阴极产生的H2和阳极产生的Cl2相混合而引起爆炸，又能避免Cl2和NaOH溶液作用生成NaClO而影响烧碱的质量。
精制的饱和食盐水进入阳极室；
纯水（加入一定量的NaOH溶液）加入阴极室。
通电时，H2O在阴极表面放电生成H2，Na+穿过离子渗透膜由阳极室进入阴极室，导出的阴极液中含有NaOH；
Cl-则在阳极表面放电生成Cl2。
电解后的淡盐水从阳极导出，可重新用于配制食盐水。
离子交换膜法电解制碱的主要生产流程可以简单表示如下图所示：
图3离子交换膜法电解制碱主要流程
电解法制碱的主要原料是饱和食盐水，由于粗盐水中含有泥沙、Cu2+、Mg2+、Fe3+、SO2-杂质，不符合点解要求，因此必须进过精制。
精制食盐水时经常加入Na2CO3、NaOH、BaCl2等，使杂质成为沉淀过滤除去，然后加入盐酸调节盐水的pH。
例如：
加入Na2CO3溶液以除去Ca2+：
加入NaOH溶液以除去Mg2+、Fe3+等：
Ca2++CO32-=CaCO3↓
Mg2+＋2OH-＝Mg（OH）2↓
Fe3+＋3OH-＝Fe（OH）3↓
为了除去SO42-，可以先加入BaCl2溶液，然后再加入Na2CO3溶液，以除去过量的Ba2+：
这样处理后的盐水仍含有一些Ca2+、Mg2+等金属离子，由于这些阳离子在碱性环境中会生成沉淀，损坏离子交换膜，因此该盐水还需送入阳离子交换塔，进一步通过阳离子交换树脂除去Ca2+、Mg2+等。
这时的精制盐水就可以送往电解槽中进行电解了。
离子交换膜法制碱技术，具有[wiki]设备[/wiki]占地面积小、能连续生产、生产能力大、产品质量高、能适应电流波动、能耗低、污染小等优点，是氯碱工业发展的方向。
2．以氯碱工业为基础的化工生产
NaOH、Cl2和H2都是重要的化工生产原料，可以进一步加工成多种化工产品，广泛用于各工业。
所以氯碱工业及相关产品几乎涉及国民经济及人民生活的各个领域。
由电解槽流出的阴极液中含有30％的NaOH，称为液碱，液碱经蒸发、结晶可以得到固碱。
阴极区的另一产物湿氢气经冷却、洗涤、压缩后被送往氢气贮柜。
阳极区产物湿氯气经冷却、干燥、净化、压缩后可得到液氯。
以氯碱工业为基础的化工生产及产品的主要用途见下图。
图4 氯碱工业产品
随着人们环境保护意识的增强，对以氯碱工业为基础的化工生产过程中所造成的污染及其产品对环境造成的影响越来越重视。
例如，现已查明某些有机氯溶剂有致癌作用，氟氯烃会破坏臭氧层等，因此已停止生产某些有机氯产品。
我们在充分发挥氯碱工业及以氯碱工业为基础的化工生产在国民经济发展中的作用的同时，应尽量减小其对环境的不利影响。
3．我国氯碱工业的发展
我国最早的氯碱工厂是1930年投产的上海天原电化厂（现上海天原化工厂的前身），日产烧碱2t。
到1949年解放时，全国只有少数几家氯碱厂，烧碱年产量仅1．5万吨，氯产品只有盐酸、液氯、漂白粉等几种。
近年来，我国的氯碱工业在产量、质量、品种、生产技术等方面都得到很大发展。
到1990年，烧碱产量达331万吨，仅次于美国和日本，位于世界第三位。
1995年，烧碱产量达496万吨，其中用离子交换膜电解法生产的达56．2万吨，占总产量的11．3％。
到2000年，烧碱年产量已达540万吨，其中用离子膜电解法生产的将达180万吨，占33．3％。
4．氢气处理的任务和方法
5．氢气处理工艺流程确定
电解槽出来的饱和湿氢气中含有大量的水和其它气体，鉴于本次设计中不充分考虑热综合利用，故采用直接法工艺，以简化流程和投资。
选择流程为电解来氢气经缓冲罐后进入一段洗涤塔，经洗涤冷却至50℃后经二段洗涤塔冷却至30℃，再经丝网除沫器，最后用罗茨鼓风机抽送至用户。
二、工艺计算
（一）氢气处理工艺流程
氢气处理工艺流程图见下，据此进行物料衡算和热量衡算：
图5 氢气处理工艺流程图
由电解槽出来的饱和湿氢气中含有大量的水和其它气体，一般采用间接和直接法除去，达到要求。
鉴于本次设计中不充分考虑热综合利用，故采用直接法工艺，以简化流程和投资。
其选择流程为电解来的氢气经缓冲罐后进入一段洗涤塔，经洗涤冷却至50℃后经二段洗涤塔冷却至30℃，再经丝网除雾器，后用罗茨鼓风机抽送至用户。
公用系统来自工业水，经与氢气换热后进入水池，再用泵抽吸返回公用系统制冷后，再次循环使用。
（二）计算依据
1．相关条件
计算基准：
以1000kg100%NaOH产氢作计算标准
到达处理氢气温度为80℃，每生产1000kg100%NaOH电解液所生产的氢为25kg此时饱和的水蒸汽含量为205kg。
压缩机以前的操作压力近似为1绝对大气压（0kg/㎝2）。
氢气纯度98%。
电解氢气经两段洗涤冷却温度从80℃降至30℃。
2．相关数据
表1相关热力学数据
物料与工程
单位
温度℃
80
50
30
氢气比热
千卡/kg·
度
3．439
3．421
3．409
水蒸气比焓
千卡/㎏
631．4
619．1
610．6
其它气体比热（空气）
0．244
0．243
0．242
水的饱和蒸汽分压
千卡/㎝2（绝）
0．483
0．1258
0．0433
3．进入氢气系统物料
（以1000kg100%NaOH作计算标准）
氢气：
12．5kmol（25kg）水汽：
11．39kmol（205kg）
其他气体：
×
=0．255kmol（7．39kg）
其它杂质不计。
（三）工艺计算
1．一段洗涤冷却塔
（1）计算依据
氢气在一段冷却塔中温度从80℃降至50℃
以1000kg100%NaOH产氢作为计算标准
（2）物料衡算
道尔顿分压定律计算
设氢气中冷凝水量为WL，由道尔顿分压定律列出方程：
=
解设WL1=172（kg）
因气体在水中的溶解度很小，故忽略不计。
则出塔气体组成
12．5kmol（25kg）
水汽：
1．833kmol（205-172=33kg）
其它气体：
0．255kmol（7．39kg）
物料衡算表
以1000kg100%NaOH产氢作为计算标准
表2一段洗涤冷却塔物料衡算表
名称
进一段洗涤冷却塔（kg）
出一段洗涤冷却塔（kg）
氢气
25
水汽
205
33
其他气体
7．39
水
172
总计
237．39
③总物料衡算
表3一段洗涤冷却塔总物料衡算表
5000000
41000000
6600000
1478000
34400000
47478000
（3）热量衡算
入塔气体带入热量
Q1=80×
25×
3．439=6878kcal
Q2=205×
631．4=129437kcal
Q3=80×
0．244×
7．39=144kcal
冷却水带出热量
设冷却水量为WL2kg，温度25℃，出塔温度为50℃，
出塔水量：
WL2+WL1=WL2+172
冷却水带入热量：
Q4=WL2×
冷却水带出热量：
Q5=（WL2+172）×
出塔气体带出热量
Q6=50×
3．421=4276kcal
Q7=33×
619．1=20430kcal
Q8=50×
7．39×
0．243=90kcal
忽略热损失
则
Q进=
Q出
∴Q1+Q2+Q3+Q4=Q5+Q6+Q7+Q8
6878+129437+144+25×
WL2=（WL2+172）×
50+4276+20430+90
∴WL2=4122．52kg
即：
进入系统水量为：
4122．52kg，
出系统冷却水量为：
4122．52+172=4294．52kg
冷却水带入热量：
4122．52×
25=103063kcal
冷却水带出热量：
（4122．52+172）×
50=214726kcal
热量衡算表
表4一段洗涤冷却塔热量衡算表
输入
输出
物料名称
数量
kg
热量
kcal
6878
4276
129437
20430
144
90
冷却水
4122．52
103063
4294．52
214726
4359．91
239522
2．二段洗涤冷却塔
（1）计算依据
电解氢气经二段洗涤冷却温度从50℃降至30℃。
氢气纯度98%
二段洗涤冷却塔
氢气出口温度为30℃，则冷凝水量为WL3
同理，由道尔顿分压定律列出方程：
解得WL3=22．61kg
故出塔气体组成：
氢气：
0．577kmol（33-22．61=10．39kg）
0．255kmol（7．39kg）
出塔气体中氢的含量
93．76%
干气体中氢的百分数：
98%
表5二段洗涤冷却塔物料衡算表
进二段洗涤冷却塔（kg）
出二段洗涤冷却塔（kg）
10．39
22．61
65．39
④总物料衡算
表6二段洗涤冷却塔总物料衡算表
2078000
4522000
13078000
气体带出热量
Q6=4276kcal
Q7=20433kcal
Q8=90kcal
Q9=30×
3．049=2557kcal
Q10=10．39×
610．6=6344kcal
Q11=30×
0．242=54kcal
设进入系统冷却水量为WL4kg，温度25℃，出塔温度30℃，
则出塔水量WL4+WL2=WL4+22．61
入塔水带入热量：
Q13=WL4×
出塔水带出热量：
Q12=（WL4+22．61）×
由
Q9+Q10+Q11+Q12=Q6+Q7+Q8+Q13
2557+6344+54+（WL4+22．61）×
30=4276+20430+90+WL4×
∴WL4=3032．54kg
故入塔冷却水量3032．54kg，
出塔冷却水量为：
3032．54+22．61=3055．15kg
入塔冷却水带入热量：
3032．54×
25=75813．5kcal
出塔冷却水带出热量：
（3032．54+22．61）×
30=91654．5
表7二段洗涤冷却塔热量衡算表
2．5
4337．41
三、主要设备设计及选型
（一）一段洗涤塔
1．塔气体流量
进塔气体温度为80℃，操作压力为1大气压，
气体总摩尔数为：
（12．5+11．39+0．255）×
26．52=640．33kmol/h
则气体体积V=22．4×
640．33×
1
=18546．58m3/h
出塔气体总摩尔数:
（12．5+1．833+0．255）×
26．52=386．87kmol/h
则气体体积V=22．4×
386．87×
=10253．05m3/h
平均气体V=
=14399．82m3/h
2．塔气体直径
空塔速度取0．3m/s，
D=
=4．12m
取塔径D=4．2m
3．喷嘴输卤的确定及布置
设上水压力为0．2Mpa，考虑水垢的阻塞，喷嘴直径d=3．5mm
查表及喷水量约360kg/h，则喷嘴总数由物料衡算需25℃冷却水109．33t/h
则喷嘴总数：
n=
=303．69个
考虑分布可能的阻塞，取400个。
4．塔高的确定
喷嘴分7层排布，下层50个朝上喷嘴，上层35个朝下喷嘴，中间5层，每层60个喷嘴，与上下各层错开排列，朝下喷水，管间距800mm，上部考虑除沫室等为1000mm，下部有进气口等为2000mm，则整个塔高为：
H=1000+2000+7×
800=8600mm
5．管径的选择
取管内气体流速为5m/s
入塔气体的流量为：
18546．58m3/h=5．15m3/s
故进塔气体管径d1=1200mm
同理：
出塔管径计算
出塔气体流量:
10253．05m3/h=2．85m3/s
d2=
=0．85m
d2=850mm
冷却水进口计算，取流速2m/s，由物料衡算：
d3=
=0．139m
取d3=150mm
（二）二段洗涤塔
1．塔气体流量
塔气体流量V=10253．05m3/h
出塔气体温度为30℃，操作压力约1大气压，则出塔气体总摩尔数：
（12．5+0．577+0．255）×
26．52=353．565kmol/h
V2=22．4×
353．565×
1=8790．17m3/h
=9521．61m3/h
2．塔径的确定
取生产实测值，空塔速度取0．3m/s
则D=
=3．35m
取塔径3500mm
3．喷嘴数的确定
设上水压力为0．2Mpa，考虑到水垢的阻塞，喷嘴直径d=2．5mm，
查表及喷水量为280kg/h．
由物料衡算数
=299．04个
考虑分布及可能的阻塞，取350个
喷嘴分7层，上层30个朝下喷嘴，中间5层，每层55各喷嘴，与上下各层错开排列，朝下喷水，下层45个朝上喷嘴，管间距取800mm，上部考虑除沫室等为1000mm，下部有进气口等为2000mm，则整个塔高为：
5．管径选择
气体进口管d1=d2=850mm
出塔气体管ds=
=0．789m
取d5=800mm
冷却水进口管径计算：
取流速2m/s，由物料衡算
d6=
=0．122m
取d6=130mm
（三）主要管径计算
来系统氢气管D1=d1=1200mm
经压缩送出氢气管，取流速12m/s
则D2=
=0．509m
圆整D2=530mm
入系统25℃水总管
D3=
=0．185m
取D3=200mm
送出系统冷却水总管
D4=
=0．817m
取D4=200mm
（四）氢气输送设备
因氢气小时输送量为8790．17m3/h，即146．5m3/min，效率以80%计，则氢气输送设备能力应为183．13m3/min，用三台并联运行，效率为60%，则单台风机能力为101．74m3/min．选用TR系列双级罗茨鼓风机4台，流量范围2．61—207m3/min，升压9．8—196Kpa．
（五）水输送泵
循环水池送出水量为（113．89+84．33）=198．22m3/h
设送出位差和阻力损失为20m（实际以管路实际阻力而定），则从《化工工艺设计手册》P1-72查知，150F-35型耐腐蚀离心泵参数为：
流量：
234m3/h，扬程：
29．7m，电机功率30KW，轴功率25．2KW．
鉴于在电解来的氢气中含一定量的碱雾，在洗涤后，使循环水显碱性，故选择防腐蚀泵150F-35型泵两台，开一备一。
（六）液封循环水池
按设计规范要求，一、二段洗涤塔间距为1．5m，以四周墙体间距为0．8m，则液封循环水池长：
0．8×
2+3．6+3．0+1．5=9．7m
圆整为10m，即将洗涤塔间距由1．5m延长至1．8m，宽0．8×
2+3．6=5．2m
深即高，以半小时水量为基准，则：
H=
=1．91m
圆整为2m
即，循环水池规格为10000×
5200×
2000
（七）氢气缓冲罐
以出塔气体为基准，则体积V=
=2．44m3/s
圆整后设备规格为：
Φ1500×
1900
表8主要设备一览表
序号
设备位号
设备名称
规格
数量
E-1001
钛冷却器
Φ700×
10000
2
台
V-1003
除沫器
900
3
T-1001
硫酸干燥塔Ⅰ
Dg＝1200
4
T-1002
硫酸干燥塔Ⅱ
Dg＝900
5
T-101-1
一段洗涤塔
Dg＝4200
6
T-101-2
二段洗涤塔
Dg＝3500
7
P-101
循环水输送泵
150F-35
8
C-101
罗茨鼓风机
TR型
9
V-101
氢气缓冲罐
四、设计评述
本次设计的任务是200t/a氢气处理工序的初步设计。
在此次设计过程中，由于资料及数据的欠缺，在填料塔和泡罩塔的设计中存在着许多的不足，尤其是在塔高的计算方面，简直是无从着手。
在冷却器的设计中，资料相对较为完整，因此，冷却器的设计就作为了此次设计的重点设计部分。
由于本人的能力有限，加之资料的欠缺，这次设计中一定还有好些不足的地方，望评审老师多多包涵，提出宝贵意见。
参考文献
[1]方度，蒋兰荪，吴正德．氯碱工艺学．化学工业出版社，1990.
[2]陆忠兴，周元培主编．氯碱化工生产工艺（氯
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