10万吨年离子膜氢氧化钠装置改13万ta-子膜氢氧化钾装置-技改项目可行性研究报告.doc

青海盐湖工股份有限公司
综合利用二期工程
10万吨/年离子膜氢氧化钠装置
改13万t/a离子膜氢氧化钾装置
技改项目建议书

青海盐湖工业股份有限公司化工分公司

二○一二年二月

29

目 录
一、 企业概况 1
二、 项目概况： 2
（一）项目名称、项目的主办单位及法人 2
（二）项目提出的必要性和依据 2
（三）项目主要内容 4
三、市场预测 4
四、改造目标及内容 4
(一)、产品方案 4
1、离子膜氢氧化钾： 4
2、氯气合成能力高纯盐酸： 5
3、片碱装置能力 5
（二）、氯平衡方案： 5
1、 综合利用二期氯气消耗量 5
2、电槽生产能力计算 5
3、 氯生产量 6
4、氯平衡系数： 6
(三)、拟采用的生产技术 7
（四）、技改项目工艺流程简述，存在的问题及整改措施 8
1一次盐水单元 8
2、二次盐水单元 9
3、电解单元 10
4、脱氯单元 12
5、氯气氢气处理单元 12
6、氯化氢合成单元 13
7、液氯部分单元 14
8、碱罐区及蒸发片碱装置部分 15
五、项目改造的配套条件 16
六、环境保护、职业安全卫生、消防、节能措施 16
(一)、环境保护 16
(二)、职业安全卫生措施 17
(三)、消防措施 18
(四)、节能措施 18
七、项目进度初步安排 18
1、项目组织： 19
2、项目进度安排 19
3、项目实施进度表： 20
4、时间计划进度安排 20
八、项目总投资及资金来源、 20
(一) 投资概算依据： 20
(二) 项目资金概算 21
(三) 资金来源 21
九、经济效益和社会效益分析 21
（一）、经济效益 21
（二）、社会效益分析 22
附件一、工艺消耗对比表见 23
附件二、产品产量对比表 23
附件三 、产品制造成本对比表 24
表3.1、10万吨年NaOH规模单位成本核算 24
表3.2、13万吨年KOH规模单位成本核算 25
表3.3、48％钾碱单位成本核算 27
表3.4、48％氢氧化钠单位成本核算 28
表3.5、99%氢氧化钠单位成本核算 29
表3.6、99%氢氧化钠单位成本核算 30

一、 企业概况
青海盐湖工业股份有限公司，是青海省国有资产监督管理委员会管理的省属企业，是中国目前最大的钾肥生产基地，是青海省四大优势资源型企业之一，也是柴达木循环经济试验区内的龙头骨干企业。随着国家西部大开发首批十大重点工程之一的青海盐湖100万吨钾肥项目的建成投产，青海盐湖工业股份有限公司的钾肥年产能增加到200万吨，排名全球钾肥企业第十一位。
青海100万吨综综合利用项目分两期建设，项目投资130多亿元。综合利用一期工程以钾盐深加工为主；综合利用二期工程以钠盐深加工为主，是依托于综合利用一期工程，是国务院确定的西部首批十大重点工程之一“青海100万吨钾肥项目”的延续，符合国家西部大开发的战略。
综合利用一期工程2004年9月立项，主要工艺路线是以氯化钾为原料，经离子膜电解法生产氢氧化钾、氯气、氢气；以天然气为原料，经部分氧化生产乙炔；以乙炔和氯化氢为原料，催化合成氯乙烯，氯乙烯再经聚合生成聚氯乙烯；乙炔尾气作为合成气，用低压合成法生产合成氨、尿素以及甲醇。主要产品及规模为：年产氢氧化钾6万吨、碳酸钾7.2万吨、尿素33万吨、PVC 10万吨、甲醇8万吨。氢氧化钾生产工艺技术为离子膜电解法，碳酸钾生产工艺技术为直接碳化法，尿素生产工艺技术为传统的二氧化碳气提法，PVC生产工艺技术为悬浮聚合法，甲醇生产工艺技术为炔尾气低压合成法。综合利用一期装置已氯碱系统已经试车完成，生产合格的氢氧化钾和聚氯乙烯。
综合利用二期工程是以氯化钠和天然气为原料生产聚氯乙烯，氢氧化钠，尿素的大型联合化工工厂；NaCl电解得到NaOH和Cl2,H2, 32%NaOH送至盐湖海虹ADC发泡剂项目； H2和Cl2则合成HCl送VCM装置。天然气用空分装置送来的O2,用部分氧化法得稀C2H2,经提浓、净化得到精C2H2送至VCM装置，乙炔装置联产的合成气用于生产合成氨、尿素。上述装置生产的C2H2和HCl在VCM装置生产氯乙烯单体并进一步聚合生产聚合乙烯树脂。合成氨装置中8.658万吨/年液氨送至盐湖元通钾盐综合利用项目并生产部分液氨。项目主要产品及规模为：年产氢氧化钠10万吨、PVC12万吨、尿素33万吨。氢氧化钠生产采用离子膜电解法，其中间产品乙炔采用德国BASF公司天然气部份氧化制取乙炔技术，尿素生产采用传统的二氧化碳气提法。项目2007年6月开工建设，目前已完成基本建成，今年将陆续进入试车，计划明年达产达标。
二、 项目概况：
（一）项目名称、项目的主办单位及法人
1、项目名称：10万吨/年离子膜氢氧化钠装置改13万t/a离子膜氢氧化钾装置技改项目
2、项目的主办单位：青海盐湖工业股份有限公司
3、项目负责人：
（二）项目提出的必要性和依据
氢氧化钾又名苛性钾，分子量56.11，白色斜方结晶，工业品分固、液体两种，固态为白色或浅灰色片、块棒状桶状等。比重2.044（20℃）熔点360.4℃,沸点1320-1324℃；属强碱，腐蚀性强，易溶于水，且放出大量溶解热。吸水性极强。吸收CO2逐渐变为K2CO3，是基础化工原料之一。
氢氧化钾是重要的基础化工原料之一，近几年下游传统行业氟化钾盐、碱性电池、石油精炼、合成橡胶、还原性染料、医药中间体、日用化工等行业需求不断上升。工业中主要用作钾盐（如高锰酸钾、碳酸钾等）生产的原料。在医药行业中，用于生产钾硼氢、安体舒通、沙肝醇、黄体酮和丙酸睾丸素等。在轻工业中用于生产钾肥皂、碱性蓄电池、化妆品。在化学工业及纺织工业中可用于电镀、雕刻、印染、漂白和丝光，并大量用作制造人造纤维、聚酯纤维的主要原料。
尤其新兴行业如保洁、家化、高级洗涤剂和高端化妆品、医药中间体等行业 ，以前这些行业都采用进口氢氧化钾产品，随着国内产品质量的提高和价格优势已逐步转为在国内采购，起到积极的拉动作用。此外，氢氧化钾还可用于冶金行业中的加热剂和皮革脱脂等。
从目前国内碱行业的发展状况来看在全球金融危机影响下，很多石油和化工产品因原材料价格波动、出口受阻、下游需求萎缩出现市场价格暴跌的现象。然而，我国氢氧化钾在化工整体形势不佳的情况下，价格不但没有下滑，反而还有小幅上涨，其原因碱性电池、歧化松香钾皂、各种钾盐、合成橡胶、ABS树脂、石油精炼等传统行业对氢氧化钾的需求上升，起到积极拉动作用。另外一些新兴行业也要用氢氧化钾，对市场也起到推动作用，像保洁行业、家化行业、高级洗涤剂和高端化妆品行业、电池行业、医药中间体行业，都用到氢氧化钾。以前这些行业用的氢氧化钾大部分都是进口的，现在随着我国产品品质的提高，高端企业逐步的转向在国内采购，市场行情更利于氢氧化钾的发展。若二期烧碱改为钾碱，公司形成20万吨规模、可使企业更为健康有序发展，避免了恶性竞争和市场波动。
依据现有钾碱销售行情和公司现有氯化钾产能，生产钾碱的附加值比钠碱要高，且原设计PVC装置所需氯化氢由海虹公司提供，而二期项目烧碱装置的氯气送到海虹。 PVC装置所需原料氯化氢需经海虹公司生产ADC发泡剂后，用盐酸深解析产生氯化氢；综合利用项目二期的生产链相对较长，在一定程度上影响试车装置的时间进度。为了完成今年的试车，和明年初达产达标的目标，新建配套氯化氢合成装置，加大二期氯化氢合成产能，在试生产过程中及达标考核中，保证PCV装置需求的氯化氢。原有送海虹公司产品链不改变，相当于增加两条平衡生产线。此目的有二、1.试车运行和达标考核的需要；2.不会造成设备资产闲置，为后期装置扩产扩能提供基础。

其次，国内特别是西部地区的电石法PVC工程及配套的烧碱项目上马的不止一处，这很明显，在周边这些工程投产之时，会对烧碱行业造成很大的压力或影响，公司产品规模相对于目前国内在建烧碱碱工程较小，烧碱配套PVC企业正在面临重新洗牌的命运，在我们公司10万吨/年KOH工程建成投产，我们就着眼于公司的进一步发展，从2008年9月金融危机开始，PVC行情一直处于低迷状态，改变二期烧碱项目工艺产品，优化公司内部整体生产线和生产能力配置，以相同工艺设计包和设备，投入不同原料，在制造成本基本一样的条件下生产附加值较高的产品氢氧化钾，消化吸收原有工艺设计，借鉴一期项目生产经验并创新，符合国家产业政策，这对提高公司的形象，稳定公司的员工队伍，从打造全国离子膜法KOH第一品牌重要意义上讲也是此次项目变更改造的必然选择。
（三）项目主要内容
本项目建设，拟充分利用二期现有氢氧化钠装置的最大能力和原预留建设空间；配套改造氯化钾盐水精制系统；氯化钾盐库，氢氧化钾13万t/a离子膜电解槽及配套的整流系统。新建氯气合成和自用高纯盐酸系统；新建48%液体氢氧化钾储运系统和固碱装置。整改35KV供电系统，整改氯氢处理系统及事故氯处理系统。
该项目建成投产后，生产氢氧化钾按2011年价格8000元预计可新年销售收入10.4亿元；原装置生产氢氧化钠销售收入为2.3亿元，产值为原钠碱设计的4.5倍。。
三、市场预测
目前氢氧化钾在国内外市场中供应较为紧张，价格也较高，生产能力利用率均接近90%。国内30%的氢氧化钾用于生产氟化钾盐，尤其河南周边则是国内最大的氟化钾盐基地，主要供给制造医药中间体。约30%的氢氧化钾用于生产碳酸钾产品，国内碳酸钾的75%应用于生产阴极射线管的玻璃，近几年该市场的年均增长率接近5—8%，最近几年碳酸钾在高档液体洗涤剂和化肥方面的需求量增长保持旺盛，碳酸钾在水处理化学品方面的增长也很强劲，预计今后几年的年均增长率将接近5%。在目前国际金融危机的氛围，氯碱行业只有氢氧化钾一枝独秀十分紧俏，纵观市场现状近五年间氢氧化钾产品市场发展前景将十分看好。
四、改造目标及内容
(一)、产品方案
1、离子膜氢氧化钾：
⑴ 装置能力
32%液体钾碱 （折100%NaOH计 ） 13.0万吨/年
⑵ 商品量
90%固体钾碱 （折100%NaOH计 ） 13.0万吨/年
2、氯气合成能力高纯盐酸：
现有氯化氢合成产能为2.5万吨年，配套9.5万吨的规模，为了稳定生产，打断过长的生产链，则需增加7万吨年产能，需新增加2台120t/d HCL合成装置，副产高纯盐酸能力14000吨/年。
3、片碱装置能力
92%片碱 （折100%NaOH计 ） 13.0万吨/年
（二）、氯平衡方案：
1、 综合利用二期氯气消耗量
a、按PVC耗VCM1.015t/t,则年12万吨PVC所需VCM为12.18万吨；
b、VCM耗氯化氢0.63t/t，则年所需氯化氢为7.67万吨；
c、氯化氢耗氯气0.973t/t，耗氢气0.029t/t计，则电解年为氯化氢提供氯气为7.46万吨，氢气为0.22万吨；
d、液氯年生产按2.9万吨，单耗按1.015 t/t计，则年所需氯气2.92万吨；（液氯工段作为缓冲装置，不出产品，若最终用于氯化氢生产则不计入）
e、31%盐酸年生产按1.4万吨计，31%盐酸耗氯气0.307t/t，耗氢气0.009t/t计，则电解年为盐酸提供氯气为0.43万吨，氢气为0.013万吨；
f、除害消耗氯气年按0.11万吨计
共计：项目所需氯气量为：7.46+0.43+0.11=8（万吨）
所需氢气量为：0.233万吨
2、电槽生产能力计算
电解槽（R－2012230A～F）技术参数：
电解槽型号 ACILYZER－ML32NCH
制造商 旭化成化学株式会社
单元槽尺寸 1.289m × 2.401m
单元槽有效面积 2.7 m2
每槽电极对数 118对
挤压形式 单头
电流密度 （运行值） 4.6 KA/m2
（设计值） 5.1 KA/m2
单元槽电压 （期待） 3.01V（4.6KA/m2时）
阳极： 材质 钛+涂层
有效面积 2.7m2
阴极： 型号 镍+活性层
有效面积 2.7m2
数量：6台
2.2电解槽校核
a、离子膜电流效率按97%计，（电槽6台，每台118个单元槽，运行电流12.42KA,设计电流14.04KA）
c、以正常电流12.42KA计算：现有电槽改为钾碱工艺后的产能：
12.42×6×118×2.089×8000×0.97÷1000÷10000=14.3万吨
d、设计电流14.04KA计算
14.04×6×118×2.089×8000×0.97÷1000÷10000=16.11万吨
3、 氯生产量
a、13万吨生产能力氯气
13.0/1.4*0.887=8.2365万吨
b、 电槽正常生产能力氯气产量
14.3/1.4*0.887=9.06万吨
4、氯平衡系数：
氯加工能力：8.2365万吨
氯平衡系数：8.2365/8=1.0295625
由此可知，烧碱装置氯加工能力大于氯消耗能力，可以保证安全生产。
(三)、拟采用的生产技术
原氢氧化钠装置的生产技术：一次盐水精制采用液体膜过滤技术去除Ca++、Mg++、SO42－离子，自动化运行，操作平稳，盐水质量好；电解工段采用国内、外先进的离子膜电解技术，电解槽引进日本旭化成高电流密度自然循环复极式电解槽；氯气的干燥采用填料＋泡罩塔工艺，氯气含水＜50ppm，氯气压缩机引进先进的德国KK&K公司透平式压缩机；氢气干燥在传统工艺基础上增加变温吸附脱水，使氢气的露点达到－50℃；氯气液化采用螺杆式压缩机组，R22蒸发直接液化工艺；氯化氢合成炉采用国内先进的二合一石墨炉，自动化程度高、占地少；废气处理采用双塔流程，确保尾气达标排放。
本次技改以工艺先进、成熟可靠、节能为选择装置的主要依据，改造的13万t/a离子膜法氢氧化钾生产线，采用DCS控制，中间过程更加合理，克服人为因素对操作过程的不利影响，达到节能降耗的目的，项目建成后将达到国内同行业先进水平之列。目前世界上拥有生产离子膜氢氧化钾装置的主要公司有德国的伍迪、英国的NOES、日本的旭化成、北京化机等。离子膜电解法生产技术先进、产品质量高、能耗低、自动化程度高、污染少，而成为当前氢氧化钾生产技术的发展方向，产品竞争优势十分明显，因此项目选择离子膜电解法生产工艺。
离子膜电解法生产氢氧化钾和隔膜法电解法大致相同，即将氯化钾溶液精制后直接送离子膜电解槽进行电解，电解液经蒸发浓缩即可得产品氢氧化钾，电解副产的氯气和氢气经处理后可回收利用。引进先进的离子膜电解生产技术，是最大的节能措施。与隔膜电解法相比，每吨碱可节约300kWh直流电及3.5t蒸汽，相当于每年节省标煤约2万吨，具有显著的节能效果。。

（四）、技改项目工艺流程简述，存在的问题及整改措施
1一次盐水单元
1）工艺介绍
a、上盐系统
原盐来自厂外，由汽车倒运进盐库，经抓斗起重机吊运进入接料斗再通过接料斗下的电磁震动给料机均匀的给料至带式输送机，经带式输送机送至一次盐水工段。带式输送机上安装的双侧犁式卸料器，根据需要可将盐分送至两个化盐桶。
（装载机做为抓斗起重机的补充，用作清理、倒堆和供料。原盐的计量采用皮带电子称。）
b、膜法除硫酸根
来自离子膜电解工序的淡盐水一部分加入K2SO3去除游离氯至零，经盐水冷却器冷却至40℃，用盐酸调节PH 至工艺要求，进入配水槽。正常情况下通过采用在线检测仪表以确保进膜过滤单元的盐水各项指标控制在工艺要求的范围内。淡盐水通过高压泵和循环泵送入到膜单元，利用膜分离的特性进行脱硝。其中，脱硝后的淡盐水透过膜送至配水槽；浓缩液进入膜系统进行循环浓缩，部分连续送至界外（即高芒盐水）。
c、膜过滤
除去硫酸根的淡盐水和其余未除硫酸根的淡盐水、树脂塔再生废水、滤液等杂水、生产上水均进配水槽，配水后进化盐桶化盐，饱和粗盐水进入1＃折流槽，在槽中加入未脱氯淡盐水、氢氧化钠，加药后粗盐水进入前反应槽，反应后粗盐水用泵打入加压溶气罐再流经文丘里混合器加入FeCl3絮凝剂，进入预处理器除去Mg（OH）2沉淀，预处理后粗盐水按工艺要求加入碳酸钾，自流进入一体式后反应桶，再由反应后的粗盐水高位槽自流进入凯膜过滤器，精盐水通过膜过滤器清液腔排出后加入适量亚硫酸钾除净游离氯即进入精盐水罐。
预处理器、凯膜过滤器等排出的盐泥经板框压滤机处理，压滤后的盐水及洗涤水送回配水槽，盐泥滤饼送堆厂自然风干。凯膜过滤器运行一段时间后，为了保持其较高的过滤能力和较低的过滤压力，需用~15%的盐酸进行化学清洗再生，清洗液可循环使用。
2）一盐存在的问题及整改措施
设计原有的10万吨 / 年烧碱生产装置的一次盐水精制单元生产能力每小时处理原盐量19吨，改建13万吨 / 年钾碱生产装置后处理量为22.75吨，增加3.75吨盐处理量即每小时需要增加盐水处理量约为12.5立方，装载机做为抓斗起重机的补充故上盐系统能力能满足需要，一次盐水主要以物理处理过程为主，需要达到一定的停留时间才能够保证盐水的质量，增加12.5立方盐水流量后从而使盐水在各个处理环节的停留时间缩短了1/10的时间，即反应停留时间大概缩短了4分钟左右，从一次盐水各设备最大处理能力来说基本能保证一次盐水的质量，但凯膜过滤器处理能力很吃紧，考虑到过滤器酸洗和检修，增加一台40立方处理量的凯膜过滤器，具体改造方案如下：
增加一台预处理器与现有预处理器并联使用，将进液高位槽容积增加，在现有厂房西侧增加一台凯膜过滤器（单台的处理能力在40立方左右）。
其次原设计化盐系统用除害产生的次氯酸钠加入1号折流槽以除去原盐中有机物，特别是含氮有机物，以减少电解产生的三氯化氮再后系统富集，以提高液氯工序的安全性。改为钾碱工艺后不能加次氯酸钠，撤出原次钠单元进一盐管道40-M1H-SH-2013319-ET40，将此管线接入未脱氯淡盐水泵P2012264ab出口分配台，增加截止阀一台。
2、二次盐水单元
1）工艺介绍
从一次精制盐水工段送来的KCl含量为305±5g/l的精盐水送入盐水换热器中，升温后送入离子交换树脂塔。盐水通过离子交换塔，使盐水中Ca2+、Mg2+等多价离子的含量小于20ppb。从离子交换树脂塔出来的二次精制盐水通过过滤盐水储槽、用过滤盐水泵送入盐水高位槽，进入电解工序。
离子交换树脂塔共有3台，塔内装填有螫合树脂。三台离子交换树脂塔轮回式运转，两台在线运转，一台离线进行螫合树脂再生。第一台离子交换树脂塔的作用是除去多价离子，第二台起保护作用。离子交换树脂塔每隔24小时进行—次运转和再生的自动切换。
螯合树脂再生过程中，31wt％的盐酸与纯水混合后通过程控阀送入离子交换树脂塔，溶液浓度由流量测量系统控制。32wt％的KOH以同样方式与纯水混合后通过程控阀送入离子交换树脂塔。再生过程中所排出的废水送回一次盐水精制工序化盐。
2）存在的问题及整改措施
二盐能满足改造项目的盐水处理量，沿用原工艺设计，无需改动。
3、电解单元
1）工艺介绍
由二次盐水精制工序送来的精制盐水通过盐水高位槽进入电解槽的阳极液进料总管。其流量由每个电解槽的FICA控制，以保持阳极液的浓度达到规定值。FICA值由送入每台电解槽的直流电流进行串极控制。
浓度31％的高纯盐酸用来中和从阴极室通过离子膜渗透过来的0H－离子，盐酸经过FICA与阳极液一起连续不断送入阳极室。
精制盐水在阳极室中进行电解，产生氯气，同时KCl浓度降低。电解槽进、出口之间的KCl分解率约为50％。
每个阳极液室都有两个挠性软管，一个连接进料总管，另一个连接出料总管。电解后产生的氯气和淡盐水的混合物通过软管汇集排入阳极液总管，并在总管中进行气体和液体分离。
氯气在氯气主管中进行汇集后送入淡盐水储槽顶部，在此，氯气中的水分被分离并滴落。然后氯气被送往氯氢处理工序，氯气压力为2000mmH2O，由安装在氯气主管线上的压力指示调节阀PICZA控制。氯气的纯度约为99vol％（干基）。
淡盐水送入淡盐水储槽底部，然后用盐水循环泵（P－2012264A/B）送入脱氯工序。
阴极液室的结构与阳极液室相似。每个阴极液室都有两个挠性软管，一个连接进料总管，另一个连接出料总管。
稀释后的烧碱经过碱液高位槽送到每台电解槽的入口总管，然后通过挠性软管送入阴极液室。向阴极室入口总管里添加纯水，以保持阴极液中烧碱的浓度保持在规定值。纯水的流量由FICA控制。FICA的设定值由直流电流串级控制。阴极液冷却器与TRCA一起控制阴极液的温度。加入电解槽的阴极液量由FIA监控。
经过电解，阴极室中产生氢气和钾碱。氢气和钾碱的混合物通过软管排出到阴极液出口总管，并在总管中分离成气体和液体。
氢气在氢气主管线中进行汇集，并送到碱液循环槽顶部，在此，氢气中的水分被分离并滴落。然后，氢气被被送往氯氢处理工序，氢气压力为2000mmH2O，氢气的压力由安装在氢气总管线上的PICZA控制。PICZA由氯气压力串极控制，以便把氢气和氯气之间的压力差保持在设定数值。
阴极液（钾碱）在碱液循环槽中进行汇集，然后部分烧碱作为成品用碱液循环泵送往酸碱罐区，其余烧碱经过阴极液冷却器返回烧碱高位槽。
氢气的纯度为99.9vol％（干基）。
2）、电解存在的问题及整改措施
按氢氧化钾装置的动力消耗(详见附件一)，根据法拉第第二定律，电极上每析出或溶解1克当量物质，所需要的电量恒定，所以电槽电流负荷一定，不管进电槽的是氯化钾还是氯化钠，其进槽流量不变。
推算现有电槽改为生产钾碱后是否能达到13万吨规模
离子膜电流效率按97%计，（电槽6台，每台118个单元槽，运行电流12.42KA,设计电流14.04KA）
a、以正常电流12.42KA计算：现有电槽改为钾碱工艺后的产能：
12.42×6×118×2.089×8000×0.97÷1000÷10000=14.3万吨
b、设计电流14.04KA计算
14.04×6×118×2.089×8000×0.97÷1000÷10000=16.11万吨
本单元设备能力能达到13万吨钾碱规模处理量，若经专家论证，钠碱专用离子膜不能用于钾碱生产则将离子膜换为钾碱生产专用离子膜即可。
4、脱氯单元
1）工艺介绍
电解槽出来的的淡盐水和氯氢处理来的氯水混合后，用31wt％的高纯盐酸将PH值调控到约1.5后，送入脱氯塔的顶部。
脱氯塔的压力为250Torr，由真空泵进行控制。脱氯塔出口处盐水中游离氯的浓度可以降低到50mg／L，脱出的氯气汇入氯气总管。
脱氯后的淡盐水先用NaOH把PH值调到9～10，再将亚硫酸钾储槽中配制的浓度约为l0wt％的亚硫酸钠溶液用亚硫酸钠泵加入到淡盐水管道中，以彻底除去残余的游离氯。游离氯含量为0的脱氯盐水送往一次盐水精制工序。
本单元不存在问题
5、氯气氢气处理单元
1）工艺介绍
a. 氯气处理
来自电解的湿氯气进氯气洗涤塔，用循环氯水喷淋冷却，冷却脱水后的氯气从塔顶出，温度40℃左右，进钛管冷却器，用低温水进一步冷却脱水，温度降至15℃，进水雾捕集器。水雾捕集器出来的氯气进入两台串联的填料干燥塔，与硫酸逆流接触脱水，干燥后出塔顶的氯气温度约20℃。再进泡罩干燥塔，用98％的低温浓硫酸再一次脱水。泡罩干燥塔顶出来的干氯气温度约20℃，含水量＜50ppm，然后送至氯气压缩机压缩至0.18MPa（G），大部分送往氯化氢合成工序，剩余的送出界外或送液化工序。
洗涤塔、干燥塔、泡罩塔均设循环冷却器，冷却器采用循环水或低温水冷却取出吸收热，再返回塔内。低温水由厂区冷冻站供给，温度为+5℃。
b. 氢气处理
由电解工段来的湿氢气在氢气冷却器内用循环水冷却脱水后进水环式压缩机压缩至0.15MPa（G），再进冷却器用低温水（+5℃）进一步冷却后入干燥器脱水至露点－50℃，含水量＜50ppm，大部分送往氯化氢合成工序，余下的送出界外。
c. 事故氯气处理
电解在开、停车及事故状况下排出的氯气、工段维修或不正常时排出的废气送至废氯气吸系统，通过2台串连的吸收塔，用16％的新鲜碱液逆流接触进行化学吸收，生成次氯酸钠，达到除害的目的。出塔尾气由引风机抽出排放，排放气中Cl2＜1ppm。事故氯气采用两级塔吸收，确保事故状态时氯气被完全吸收。
32%的NaOH与水在次氯酸钠循环内配成16～18%的氢氧化钠溶液，氯气先进入一级塔塔底，与塔顶喷淋下来的氢氧化钠溶液反应生成次氯酸钠溶液，如次氯酸钠溶液有效氯达到10％时，可由塔釜经泵送至罐区。一级塔顶出来的未反应的残余氯气继续进入二级塔塔底，用新鲜的16～18%的氢氧化钠水溶液吸收，吸收后的尾气经过引风机达标高空排放。
10万吨钠碱的氯气氢气产量与13万吨的氯气氢气产量相当，因此本工序工艺处理能力能满足改造项目要求
6、氯化氢合成单元
1）工艺介绍
由氯氢处理工段来的氯气进氯气缓冲罐，由缓冲罐进入合成炉；由氯氢处理工段来的氢气进氢气缓冲罐，经氢气缓冲罐也进入合成炉，氯气和氢气在合成炉灯头处混合、燃烧、反应生成氯化氢气体，反应放出的热量被夹套内的循环水冷却。氯化氢气体从合成炉顶部出来，经过冷却导管进入石墨冷却器用循环水冷却至常温，冷却后的氯化氢气靠自身压力大部分送往氯乙烯装置，一小部分到高纯盐酸吸收系统制成高纯酸送电解工段使用。
合成炉的石墨冷却器冷凝酸进31%的盐酸贮槽，定期用泵送往盐酸深解吸装置。
当合成炉开、停车时，合成炉出来的氯化氢依次进一级降膜吸收塔、二级降膜吸收塔、尾气吸收塔用水吸收，最终从级降膜吸收塔底部得到31%的盐酸送至盐酸罐区。尾气吸收塔顶部出来的吸收尾气经水力喷射器用水循环吸收，吸收水经汽水分离器分离，分离后的水去循环水罐，未被吸收的尾气主要是惰性气体，含HCl小于65mg/l放空。
2）合成存在的问题和整改措施
现有氯化氢合成产能为2.5万吨年，要满足9.5万吨的规模，7万吨靠海虹公司供给，为了避免本公司于海虹的生产相互依存的生产平衡关系，则增建7万吨氯化氢年产能，方案是增加2台120t/dHCL合成装置，合成体系与原装置相对独立，将氯化氢并网后送入VCM。
7、液氯部分单元
当氯氢合成等后续工序，生产负荷波动或故障需减量时，氯气可以送入本工段液化，液氯贮存于液氯贮槽。生产恢复正常时，液氯可通过汽化器汽化后送往合成工序。
由氯氢处理工段氯气压机缩机来的0.18MPa（G）氯气进人氯气液化器，液化器为管壳式冷凝器，氯气走管程，制冷机组送来的R22在壳程蒸发，使管程氯气液化。根据液化尾气中氢的含量不得超过4%的原则，控制液化率。液化后的两相流经气液分离器分离后，尾气送至氯氢合成工段或废气回收系统，液氯自流至液氯贮槽。
液氯汽化热源采用热水。热水系统由循环水槽、循环水泵、换热器组成。液氯由液氯贮槽用液氯泵送入汽化器，在汽化器中液氯汽化并过热，气氯由汽化器顶部出来送出界区。
本工序能满足改造项目要求
8、碱罐区及蒸发片碱装置部分
现有二期烧装置没有片碱蒸发工序，烧碱罐区贮存时间为10天左右，改为钾碱后，提高装置生产弹性、整体平衡生产，需增加一套15万吨片碱生产装置和储运仓库；降低销售初步，提高产品附加值，。
工艺介绍：（采用熔盐法片碱生产工艺）由电解工序送来的32%KOH碱液首先进入32%KOH贮槽，由32%KOH泵送至II效降膜蒸发器，在II效降膜蒸发器内被蒸发到39%左右，再由39％KOH输送泵送经并列运行的两台碱预热后进入I效降膜蒸发器。通过碱预热器与48%碱液换热，一方面将39.4%碱液由69℃预热至121℃，另一方面将48%碱液则由133℃冷却至84℃；通过碱预热器与蒸汽冷凝水换热，同样也是预热碱液，同时也冷却蒸汽冷凝液。
在I效降膜蒸发器内碱液被蒸发至48%后出料。48%的碱液用48%KOH输送泵送经碱预热器被冷却到84℃后，一部分通过48%KOH冷却器用冷却水冷却到45℃，进入48%KOH贮槽，然后用48%KOH泵送至48％KOH中间槽或装车；另一部分直接进入48％KOH中间槽，（48％KOH可以通过中间槽及KOH贮槽进入Ⅲ效降膜蒸发器）用48％KOH成品输送至Ⅲ效降膜蒸发器供生产片碱用。
在Ⅲ效降膜蒸发器的碱液用降膜浓缩器二次汽蒸发至56％左右，用56％KOH输送泵送至降膜浓缩器浓缩成熔融碱。熔融碱靠自重流入片碱机冷却制片，经全自动包装和码垛单元包装和码垛后送片碱仓库贮存。
降膜浓缩器采用熔盐作为载热体，在系统中循环使用。由助燃空气鼓风机送来的助燃空气经助燃空气预热器预热后，与作为燃料的天然气一并送入天然气燃烧系统燃烧，并在熔盐加热器中，通过辐射和对流将熔盐加热到大约420℃送至降膜浓缩器浓缩碱液，而冷却后的熔盐自流入熔盐槽，再经熔盐泵送回熔盐加热器循环使用。加热完熔盐的烟气预热冷的助燃空气后经30米高的烟道气烟囱排入大气。

五、项目改造的配套条件
1、主要原材料和动力消耗
离子膜部分主要原料和动力消耗指标表（吨烧碱）
序号
名 称 及 规 格

单位
消耗定额1吨100%碱
消耗量（钠碱）
消耗量（钾碱）
小 时
年
小 时
年
原材料
钠碱
钾碱
钾碱消耗参考一期设计，
钠碱消耗借鉴外厂氯碱
1
原盐 NaCl≥94％
原盐 KCl≥97.39％
t
1.609
1.4
20.11
160904
23
182000
2
碳酸钠 Na2CO3≥96%
碳酸钾K2CO3≥98%
t
0.0177
0.008
0.221
1768.2
0.126
1009
3
烧碱 NaOH≥32%
KOH≥32%
t
0.0332
0.040
0.415
3320
0.631
5044
4
高纯盐酸（31%HCl）
高纯盐酸（31%HCl）
t
0.108
0.111
1.354
10831
1.75
14000
5
三氯化铁 FeCl3≥96%
三氯化铁 FeCl3≥96%
kg
0.548
0.42
6.85
54800
6.62
52962
6
脱离子水电阻率≤10μs/cm
脱离子水电阻率≤10μs/cm
t
1.3
2.5
16.25
130000
39.4
315250
7
亚硫酸钠 Na2SO3≥96%
亚硫酸钾 K2SO3≥96%
kg
0.09
0.1
1.125
9000
1.58
12610
8
硫酸 98%H2SO4
硫酸 98%H2SO4
t
0.02
0.013
0.25
2000
0.205
1639
9
离子交换树脂
离子交换树脂
L
0.009
0.009

900

备注：

六、环境保护、职业安全卫生、消防、节能措施
(一)、环境保护
1、执行标准
GB15581—95《 烧碱、聚氯乙烯树脂工业水污染排放标准》
GB8978—1996《污水综合排放标准》二级标准
GB16297—1996《大气污染物综合排放标准》
GB12348—92《工业企业厂界噪声标准》
2、环境现状
我公司是大型化肥和氯碱化工企业，原装置建设的环保设施，如酸回收装置，盐酸深解析、含汞废水处理装置等即可满足技改后生产需要，保证各项三废治理基本达标。本项目采用新工艺、新技术，在正常生产过程中，对环境不会造成污染。
主要措施有：
一次盐水精制：盐水精制过程中产生的盐泥经过板框压滤机压滤后，滤液回收用于化盐，排出滤饼，滤饼中不含有害物质，主要成分为：固体Mg（OH）2 、CaCO3和H2O，经自然风干后可用于铺路或综合利用；膜法除SO42－过程中产生的高芒盐水，送厂区外蒸发池。
电解：盐水二次精制的螯合树脂塔再生过程中产生的酸、碱废水全部收集回收用于化盐；开、停车和事故时产生的氯气采用双塔流程用稀碱液吸收确保尾气达标排放。
氯氢处理：氯气洗涤塔及钛管冷却器排出的氯水，汇集后送往电解工段淡盐水脱氯工序，经真空脱氯回收氯气，脱氯后的水送往一次盐水精制工段用于化盐；干燥系统产生的稀硫酸浓度78～80％（wt），送到界区外硫酸浓缩装置，浓缩后变成浓硫酸，再返回本装置使用；氢气冷却的冷凝水为清净下水，排入地沟。
盐酸及氯化氢合成：盐酸吸收系统产生的尾气，经水力喷射器用水吸收，吸收产生的酸性水再返回吸收系统闭路循环，尾气达标经高点放空；当PVC装置短暂停车时氯化氢吸收成盐酸或将氯气送液氯工段液化。
综上所述，在正常生产情况下基本无三废排放，本工程不会对环境造成污染。

(二)、职业安全卫生措施
本项目在确定设计方案时，选用先进的生产路线，以减轻劳动强度，采用密闭性好的设备和设施，以减少污染物的扩散。在设计中，严格划分生产危险区域，在工艺、设备、电器、仪表和土建设计中，严格按照划分的生产危险区域的防爆、防火等级进行选型和设计。
(三)、消防措施
在生产过程中，主要原材料和半成品，如氢气、乙炔、氯乙烯都为易燃易爆品，应严格按照有关消防规定进行设计，并配备足够的化学专用和电器专用的消防器材和消防栓，以杜绝火灾事故发生，确保安全生产。
(四)、节能措施
(1) 本装置工艺优化，自动化程度高，采用DCS控制，中间过程更加合理，克服人为因素对操作过程的不利影响，达到节能降耗的目的。
(2)引进先进的离子膜电解生产技术，是最大的节能措施。与隔膜电解法相比，每吨碱可节约300kWh直流电及3.5t蒸汽，相当于每年节省标煤约2万吨，具有显著的节能效果。
(3)严格控制进入电解槽的盐水质量，延长离子交换膜的寿命，可降低槽电压和提高电流效率。
(4) 拟采用国内先进、成熟、可靠的可控硅整流系统，提高硅变的功率因数，同时生产中均采用节能型机电设备。
七、项目进度初步安排
13万t/离子膜氢氧化钾技改项目，是公司在国内氯碱行业市场低迷的大环境下，积极面对努力探索寻找使企业走出困境途的径重要举措。面对极其严峻的低迷萎缩形势，根据综合利用项目的特点拟走“小、特、新”之路，认真开发适应市场需求的新型对路产品，发挥地域优势及时调整产品结构，加快13万t/a离子膜法氢氧化钾生产线的建设，以项目拉动企业的发展和振兴，逐渐将氢氧化钾能力做大、做强，形成真正具有企业特色的拳头品牌产品。
本次离子膜法氢氧化钾技改项目能否顺利实施且高质量、高水平的投入运行，与企业的生存和发展息息相关。因此，从项目前期技术准备、设计到资金落实、安装施工等，各个环节都不容许半点失误，只有这样才能保证离子膜法氢氧化钾技改项目高速度、高质量按预期计划全面投产。本项目严格按 照国家有关建设程序进行，建设期共20个月。为了确保项目顺利实施，特对项目进度作如下安排。
1、项目组织：
项目立项后，迅速成立“离子膜氢氧化钠改氢氧化钾”技改工程指挥部，由公司总经理亲任指挥长，并任命副指挥长1名和助理指挥长1名。为了保证工程的顺利实施成立工程项目办公室，下设技术、财务、物资、施工、工程监督等专项职能部门，将具体职责逐一落实，绘制项目进度表和制定相应的奖惩制度，并每月进行考