CN109809437A - 新型节能环保重质纯碱生产工艺及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种新型节能环保重质纯碱生产工艺及系统，其工艺包括：(1)卤水精制，(2)湿分解浓缩，(3)一水碱结晶，(4)离心干燥；其系统包括精制装置、湿分解浓缩系统、结晶系统和离心干燥系统。优点在于，采用一水碱一步法生产重质纯碱，二次蒸汽的压缩循环逐级利用，解决了湿分解率和湿分解浓缩系统能耗过高的矛盾，提高了卤水的湿分解率，重质纯碱产率可达95％以上；直接利用机械压缩方法提级低位热能，低位热能循环利用，能耗低，蒸发吨水电耗≤34kWh；并省却了多效蒸发结晶末效二次蒸汽冷凝消耗的大量循环冷却水，避免了循环水的蒸发及飘逸损失；本发明吨重质纯碱煤耗0.33吨(Q≥5000kcal/kg)，电耗125KWh，水耗3.35m3，降低了重质纯碱生产成本。
Description
技术领域：
本发明涉及纯碱生产领域，特别涉及一种新型节能环保重质纯碱生产工艺及系统。
背景技术：
纯碱，学名碳酸钠，是重要的化工原料之一，广泛应用于轻工、日化、建材、化学工业、食品工业、冶金、纺织、石油、国防、医药等领域。纯碱依据其物理性质的不同，可分为轻质纯碱和重质纯碱，其中，重质纯碱广泛应用于化工、冶金、国防、纺织、印染、食品、玻璃、搪瓷、医药、造纸等领域。
现在生产纯碱的方法有氨碱法、联碱法和天然碱法等。氨碱法、联碱法制纯碱均以原盐为原料采用碳酸化工艺，但工艺流程长、投资高，运行成本高。依托资源的天然碱法纯碱生产工艺有碳酸化工艺和蒸发结晶工艺，碳酸化工艺主要适用于含盐矿石和卤水，但工艺流程长，控制参数多，装置投资高，生产成本高；蒸发工艺适用于含低盐的天然碱资源，目前主要有一水碱流程和倍半碱流程。
倍半碱工艺，由于第一步得到的产品为轻质纯碱，尚需水合及干燥才能得到重质纯碱，其流程长、能耗高、投资高、生产成本高，新建项目已较少采用该技术。
一水碱一步法工艺与倍半碱工艺的主要区别是，一步法直接结晶出一水碱，煅烧得到重质纯碱不需要经过水合，其核心是控制结晶器中碳酸氢钠的浓度，保证结晶处于一水碱结晶区内。一种含NaHCO3碱卤湿分解蒸发制碱工艺(公告号CN101503204B)是具有湿分解功能的四效五体真空蒸发结晶技术，首先，在四效五体蒸发结晶装置中，将高NaHCO3含量的碱卤湿分解蒸发，分解一部分NaHCO3，蒸发与湿分解在一台设备内完成；其次，将湿分解蒸发后含一定浓度的CO2的二次蒸汽做为下一效加热室的热源，采取一定措施减低CO2对换热效率的影响。但该工艺仍有以下问题需要解决，1、存在湿分解率不高的问题，该工艺湿分解发生在蒸发分离室内，湿分解过程无法控制，湿分解率较低，重质纯碱产率仅为60～70％，其余为轻质纯碱；2、低位热能不能有效利用，能耗高，生产1吨碱需消耗燃煤0.68吨、耗电72kWh；3、低位热能的冷却需要消耗大量冷却水，生产1吨碱所需水耗高达7.2m3。
发明内容：
本发明的第一个目的在于提供一种重质纯碱产率高、成本低的新型节能环保重质纯碱生产工艺。
本发明的第二个目的在于提供一种满足节能环保重质纯碱生产工艺要求的新型节能环保重质纯碱生产系统。
本发明的第一个目的由如下技术方案实施，新型节能环保重质纯碱生产工艺，其包括如下步骤：(1)卤水精制，(2)湿分解浓缩，(3)一水碱结晶，(4)离心干燥，最终得到重质纯碱；其中，
所述(2)湿分解浓缩中，利用湿分解塔对预热后的精制卤水进行湿分解，总湿分解率为75-85％，利用降膜蒸发器进行浓缩，最终所得的近饱和浓缩液中的碳酸钠质量百分比浓度为24-28％；
所述(2)湿分解浓缩中，所述湿分解塔产生的尾气作为热源进入所述降膜蒸发器的加热室，所述降膜蒸发器产生的二次蒸汽经过蒸汽压缩机升压后作为热源回用至所述湿分解塔中；
所述(3)一水碱结晶中，将一水碱结晶器产生的二次蒸汽通过结晶蒸汽压缩机升压后作为热源回用至所述一水碱结晶器加热室中。
进一步的，所述(2)湿分解浓缩具体包括如下步骤：
a.一级湿分解浓缩：所述精制卤水预热后输送至一级湿分解塔中进行一级湿分解，当所述一级湿分解的湿分解率达到50-60％时，得到一级湿分解液；所述一级湿分解塔的尾气进入一级降膜蒸发器的加热室内；将所述一级湿分解液输送至所述一级降膜蒸发器中进行一级浓缩，当所述一级湿分解液中的碳酸钠质量百分比浓度达到18-21％时，得到一级浓缩液；所述一级降膜蒸发器产生的二次蒸汽输送至一级蒸汽压缩机内，经所述一级蒸汽压缩机升压后再次输送至所述一级湿分解塔内；
b.二级湿分解浓缩：所述a.一级湿分解浓缩完成后，所述一级浓缩液输送至二级湿分解塔中进行二级湿分解，当所述二级湿分解的湿分解率达到50-60％时，得到二级湿分解液；所述二级湿分解塔的尾气进入二级降膜蒸发器的加热室内；将所述二级湿分解液输送至所述二级降膜蒸发器中进行二级浓缩，当所述二级湿分解液中的碳酸钠质量百分比浓度达到24-28％时，得到所述近饱和浓缩液；所述二级降膜蒸发器产生的二次蒸汽输送至二级蒸汽压缩机内，经所述二级蒸汽压缩机升压后再次输送至所述二级湿分解塔内。
进一步的，所述一级湿分解的操作温度为110-115℃、操作压力为150-175Kpa；所述二级湿分解的操作温度为110-115℃、操作压力为150-175Kpa。
进一步的，所述(2)湿分解浓缩完成后，将体积为35-43％的所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器的淘洗腿进口，将体积为57-65％的所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器的进口。
进一步的，所述(3)一水碱结晶具体包括如下步骤：所述(2)湿分解浓缩完成后，将所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器中进行一水碱结晶，控制所述一水碱结晶器的操作温度为102-105℃，得到结晶浓缩液；所述一水碱结晶器产生的二次蒸汽输送至结晶蒸汽压缩机内，经所述结晶蒸汽压缩机升压后再次输送至所述一水碱结晶器内。
进一步的，在所述(3)一水碱结晶中，若所述结晶浓缩液中的氯化钠浓度高于70g/l，排放所述一水碱结晶器内的部分所述结晶浓缩液以控制所述一水碱结晶器内的所述结晶浓缩液中的氯化钠浓度为50-70g/l；排放的所述结晶浓缩液输送至母液蒸发器中进行蒸发结晶，当所述排放的结晶浓缩液含水量为30-45％时，得到母液晶浆；将所述母液晶浆输送至母液离心机进行离心，离心所得固体物料返回至所述一水碱结晶器中，离心所得液体物料经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体。
本发明的第二个目的由如下技术方案实施，新型节能环保重质纯碱生产系统，其包括精制装置、湿分解浓缩系统、结晶系统和离心干燥系统，所述精制装置的出口通过预热器与所述湿分解浓缩系统的一级湿分解塔的进口连通，所述湿分解浓缩系统的二级降膜蒸发器的近饱和浓缩液出口分别与所述结晶系统的一水碱结晶器的进口及淘洗腿进口连通，所述结晶系统的所述一水碱结晶器的结晶浓缩液出口与所述离心干燥系统的活塞推料离心机的进口连通。
进一步的，所述湿分解浓缩系统包括所述一级湿分解塔、一级降膜蒸发器、一级蒸汽压缩机、二级湿分解塔、所述二级降膜蒸发器和二级蒸汽压缩机，所述一级湿分解塔的湿分解液出口与所述一级降膜蒸发器的进口连通，所述一级湿分解塔的尾气出口与所述一级降膜蒸发器的压缩蒸汽进口连通，所述一级降膜蒸发器的浓缩液出口与所述二级湿分解塔的进口连通，所述一级降膜蒸发器的二次蒸汽出口与所述一级蒸汽压缩机的进口连通，所述一级蒸汽压缩机的出口与所述一级湿分解塔的压缩蒸汽进口连通；所述二级湿分解塔的湿分解液出口与所述二级降膜蒸发器的进口连通，所述二级湿分解塔的尾气出口与所述二级降膜蒸发器的压缩蒸汽进口连通，所述二级降膜蒸发器的二次蒸汽出口与所述二级蒸汽压缩机的进口连通，所述二级蒸汽压缩机的出口与所述二级湿分解塔的压缩蒸汽进口连通；所述一级降膜蒸发器和所述二级降膜蒸发器的不凝气出口及凝水出口均与所述预热器的换热介质进口连通。
进一步的，所述结晶系统包括所述一水碱结晶器和结晶蒸汽压缩机，所述一水碱结晶器的二次蒸汽出口与所述结晶蒸汽压缩机的进口连通，所述结晶蒸汽压缩机的出口与所述一水碱结晶器的压缩蒸汽进口连通。
进一步的，所述离心干燥系统包括所述活塞推料离心机和蒸汽煅烧炉，所述活塞推料离心机的固体出口与所述蒸汽煅烧炉的进口连通，所述蒸汽煅烧炉的凝水出口与闪发罐的进口连通，所述闪发罐的出口与所述预热器的换热介质进口连通。
进一步的，所述离心干燥系统包括所述活塞推料离心机和蒸汽煅烧炉，所述活塞推料离心机的固体出口与所述蒸汽煅烧炉的进口连通，所述蒸汽煅烧炉的尾气出口与凝水饱和塔的进气口连通，所述凝水饱和塔的出气口与一级洗涤塔的进气口连通，所述一级洗涤塔的出气口与二级洗涤塔的进气口连通，所述一级洗涤塔和所述二级洗涤塔的洗涤水出口均与工艺液体补充管线连通。
进一步的，其还包括有母液处理系统，所述母液处理系统包括母液蒸发器、母液离心机和母液处理器，所述结晶系统的所述一水碱结晶器的结晶浓缩液排盐出口与所述母液蒸发器的进口连通，所述母液蒸发器的浓缩液出口与所述母液离心机的进口连通，所述母液离心机的固体出口与所述一水碱结晶器的进口连通，所述母液离心机的液体出口与所述母液处理器的进口连通。
本发明的优点：1、采用一水碱一步法生产重质纯碱，两级湿分解浓缩过程中，湿分解塔的尾气直接用于其后的降膜蒸发器加热室，并将降膜蒸发器产生的二次蒸汽经蒸汽压缩机压缩后，再次回到湿分解塔中；二次蒸汽的压缩循环逐级利用，解决了湿分解率和湿分解浓缩系统能耗过高的矛盾，提高了卤水的湿分解率，使重质纯碱产率可达95％以上；2、工艺中集成了NaHCO3湿分解、蒸发浓缩、蒸汽压缩以及一水碱结晶等操作，形成一个完整节能高效的生产系统，蒸汽压缩机的应用，直接利用机械压缩方法提级低位热能，低位热能循环利用，避免了多效蒸发结晶过程中末效二次蒸汽的冷凝；与多效蒸发结晶系统相比，低位热能得到回收利用，同时省却了末效二次蒸汽冷凝消耗的大量循环冷却水，避免了循环水的蒸发和飘逸损失；本发明吨重质纯碱煤耗0.33吨(Q≥5000kcal/kg)，电耗125KWh，水耗3.35m3，同比降低53％，蒸发吨水电耗≤34kWh，降低了重质纯碱生产成本；3、对系统各能源进行分级利用，采取高位能源预热卤水，次级高位能源提高工艺液体温度的方式来对系统的热能综合利用，实现了对能量的最大利用，降低了系统的能耗；4、在蒸发结晶过程中，通过适量排放结晶浓缩液控制结晶浓缩液中的氯化钠含量，并通过近饱和浓缩液对结晶浓缩液进行进一步淘洗，提高了一水碱结晶产品纯度；5、母液采用分级分盐工艺，实现资源利用的最大化和环保的废水零排放，排盐母液的资源回收率≥51％。
附图说明：
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1为实施例1的设备连接示意图。
精制装置1，预热器2，一级湿分解塔3，一级降膜蒸发器4，一级蒸汽压缩机5，二级湿分解塔6，二级降膜蒸发器7，二级蒸汽压缩机8，一水碱结晶器9，结晶蒸汽压缩机10，母液蒸发器11，母液离心机12，母液处理器13，活塞推料离心机14，蒸汽煅烧炉15，闪发罐16，凝水饱和塔17，一级洗涤塔18，二级洗涤塔19，工艺液体补充管线20。
具体实施方式：
实施例1：
如图1所示，新型节能环保重质纯碱生产系统，其包括精制装置1、湿分解浓缩系统、结晶系统和离心干燥系统，
精制装置1可以为澄清桶或活性炭过滤器中的任意一种，用于精制卤水，以降低卤水中的水不溶物及有机质；
精制装置1的出口通过预热器2与湿分解浓缩系统的一级湿分解塔3的进口连通，湿分解浓缩系统包括一级湿分解塔3、一级降膜蒸发器4、一级蒸汽压缩机5、二级湿分解塔6、二级降膜蒸发器7和二级蒸汽压缩机8，一级湿分解塔3的湿分解液出口与一级降膜蒸发器4的进口连通，一级湿分解塔3的尾气出口与一级降膜蒸发器4的压缩蒸汽进口连通，一级降膜蒸发器4的浓缩液出口与二级湿分解塔6的进口连通，一级降膜蒸发器4的二次蒸汽出口与一级蒸汽压缩机5的进口连通，一级蒸汽压缩机5的出口与一级湿分解塔3的压缩蒸汽进口连通；二级湿分解塔6的湿分解液出口与二级降膜蒸发器7的进口连通，二级湿分解塔6的尾气出口与二级降膜蒸发器7的压缩蒸汽进口连通，二级降膜蒸发器7的二次蒸汽出口与二级蒸汽压缩机8的进口连通，二级蒸汽压缩机8的出口与二级湿分解塔6的压缩蒸汽进口连通。
精制卤水通过预热器2预热后进入湿分解浓缩系统进行湿分解浓缩，以分解精制卤水中的碳酸氢钠和浓缩碳酸钠；通过一步两级湿分解浓缩，二次蒸汽的压缩循环逐级利用，解决了湿分解率和湿分解系统能耗过高的矛盾，提高了卤水的湿分解率，使重质纯碱产率提高至95％以上；同时，两级湿分解浓缩过程中，一级湿分解塔3和二级湿分解塔6的尾气分别直接用于其后的一级降膜蒸发器4和二级降膜蒸发器7的加热室，并将一级降膜蒸发器4和二级降膜蒸发器7产生的二次蒸汽分别经一级蒸汽压缩机5和二级蒸汽压缩机8压缩后，再次分别回用到一级湿分解塔3和二级湿分解塔6中；蒸汽压缩机的应用，降低了系统能耗和水耗，避免了低位能源的浪费，蒸发吨水耗电≤34kWh。
湿分解浓缩系统的二级降膜蒸发器7的近饱和浓缩液出口分别与结晶系统的一水碱结晶器9的进口及淘洗腿进口连通，从湿分解浓缩系统出来的近饱和浓缩液一部分进入一水碱结晶器9，另一部分进入一水碱结晶器9的淘洗腿中，可以提高重质纯碱产品纯度，保证产品质量优于国家标准，满足高端客户的需求；结晶系统包括一水碱结晶器9和结晶蒸汽压缩机10，一水碱结晶器9的二次蒸汽出口与结晶蒸汽压缩机10的进口连通，结晶蒸汽压缩机10的出口与一水碱结晶器9的压缩蒸汽进口连通。在一水碱结晶过程中，一水碱结晶器9的二次蒸汽经结晶蒸汽压缩机10压缩后返回到一水碱结晶器9为结晶过程提供热量；结晶蒸汽压缩机10的引入，避免了蒸发结晶过程中末效二次蒸汽的冷凝，和低位能源的浪费。
其还包括有母液处理系统，当一水碱结晶器9中结晶浓缩液的氯化钠浓度过高时，通过排放部分结晶浓缩液控制一水碱结晶器9中的结晶浓缩液的氯化钠浓度，以保证一水碱结晶的质量；结晶系统的一水碱结晶器9的结晶浓缩液排盐出口与母液处理系统的母液蒸发器11的进口连通，母液处理系统包括母液蒸发器11、母液离心机12和母液处理器13，母液蒸发器11的浓缩液出口与母液离心机12的进口连通，母液离心机12的固体出口与一水碱结晶器9的进口连通，母液离心机12的液体出口与母液处理器13的进口连通。一水碱结晶器9的结晶浓缩液排盐出口排放的结晶浓缩液进入母液蒸发器11中浓缩，之后进入母液离心机12中离心，离心所得固体返回至一水碱结晶器9中；离心所得液体进入母液处理器13中，经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体，实现资源利用的最大化和环保的废水零排放，资源回收率≥51％。
结晶系统的一水碱结晶器9的浓缩液出口与离心干燥系统的活塞推料离心机14的进口连通，离心干燥系统包括活塞推料离心机14和蒸汽煅烧炉15，活塞推料离心机14的固体出口与蒸汽煅烧炉15的进口连通；输送至活塞推料离心机14的结晶浓缩液通过离心脱水和蒸汽煅烧炉15干燥后，得到重质纯碱成品。
在整个系统中，一级降膜蒸发器4和二级降膜蒸发器7的不凝气出口及凝水出口均与预热器2的换热介质进口连通；蒸汽煅烧炉15的凝水出口与闪发罐16的进口连通，闪发罐16的出口与预热器2的换热介质进口连通；蒸汽煅烧炉15的尾气出口与凝水饱和塔17的进气口连通，凝水饱和塔17的出气口与一级洗涤塔18的进气口连通，一级洗涤塔18的出气口与二级洗涤塔19的进气口连通，一级洗涤塔18和二级洗涤塔19的洗涤水出口均与工艺液体补充管线20连通，一级洗涤塔18和二级洗涤塔19的洗涤水均用于工艺液体的补充，工艺液体可做为采卤过程溶剂的补充。系统对各高位能源进行分级，采取高位能源预热卤水，次级高位能源提高助剂温度的方式来对系统的热能综合利用，实现对能量的最大利用，实现系统的低能耗。
实施例2：
利用实施例1进行的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其包括如下步骤：(1)卤水精制，(2)一级湿分解浓缩，(3)二级湿分解浓缩，(4)一水碱结晶，(5)离心干燥；其中，
(1)卤水精制：卤水经精制工序得到精制卤水；
(2)一级湿分解浓缩：(1)卤水精制完成后，精制卤水预热至105-110℃后输送至一级湿分解塔3中进行一级湿分解，当一级湿分解的湿分解率达到50％时，得到一级湿分解液；一级湿分解塔3的尾气进入一级降膜蒸发器4的加热室内；将一级湿分解液输送至一级降膜蒸发器4中进行一级浓缩，当一级湿分解液中的碳酸钠浓度达到18％时，得到一级浓缩液；一级降膜蒸发器4产生的二次蒸汽输送至一级蒸汽压缩机5内，经一级蒸汽压缩机5升压后再次输送至一级湿分解塔3内；一级降膜蒸发器4内的不凝气、凝水用于预热精制卤水；
(3)二级湿分解浓缩：(2)一级湿分解浓缩完成后，一级浓缩液输送至二级湿分解塔6中进行二级湿分解，当二级湿分解的湿分解率达到50％时，得到二级湿分解液；二级湿分解塔6的尾气进入二级降膜蒸发器的加热室内；将二级湿分解液输送至二级降膜蒸发器7中进行二级浓缩，当二级湿分解液中的碳酸钠浓度达到24％时，得到近饱和浓缩液；二级降膜蒸发器7产生的二次蒸汽输送至二级蒸汽压缩机8内，经二级蒸汽压缩机8升压后再次输送至二级湿分解塔6内；二级降膜蒸发器7内的不凝气、凝水均用于预热精制卤水；
(4)一水碱结晶：(3)二级湿分解浓缩完成后，将近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9中进行一水碱结晶，其中，将体积为35％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的淘洗腿进口，将体积为65％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的进口；控制一水碱结晶器9的操作温度为102℃，得到结晶浓缩液；若结晶浓缩液中的氯化钠浓度高于70g/l，排放一水碱结晶器9内的部分结晶浓缩液以控制一水碱结晶器9内的结晶浓缩液中的氯化钠浓度为70g/l；排放的结晶浓缩液输送至母液蒸发器11中进行蒸发结晶，当排放的结晶浓缩液含水量为30％时，得到母液晶浆；离心母液晶浆所得固体物料返回至所述一水碱结晶器9中，离心母液晶浆所得液体物料经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体，资源回收率≥51％；实现了资源化回收和废水零排放处理。
(5)离心干燥：(4)一水碱结晶完成后，将结晶浓缩液输送至活塞推料离心机14中，离心至活塞推料离心机14内的固体物料含水量≤5％，得到一水碱晶浆；将一水碱晶浆输送至蒸汽煅烧炉15中，控制蒸汽煅烧炉15的出料温度≥150℃、炉气出气温度≥105℃时，得到重质纯碱成品；蒸汽煅烧炉15的凝水输送至闪发罐16内，闪发罐16的凝水用于预热精制卤水；蒸汽煅烧炉15的尾气输送至凝水饱和塔17回收尾气中的碱尘，得到除碱尾气；除碱尾气依次输送至一级洗涤塔18、二级洗涤塔19进行降温，一级洗涤塔18和二级洗涤塔19的洗涤水均用于工艺液体的补充，工艺液体可做为采卤过程溶剂的补充。
实施例3：
利用实施例1进行的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其包括如下步骤：(1)卤水精制，(2)一级湿分解浓缩，(3)二级湿分解浓缩，(4)一水碱结晶，(5)离心干燥；其中，
(1)卤水精制：卤水经精制工序得到精制卤水；
(2)一级湿分解浓缩：(1)卤水精制完成后，精制卤水预热至105-110℃后输送至一级湿分解塔3中进行一级湿分解，当一级湿分解的湿分解率达到55％时，得到一级湿分解液；一级湿分解塔3的尾气进入一级降膜蒸发器4的加热室内；将一级湿分解液输送至一级降膜蒸发器4中进行一级浓缩，当一级湿分解液中的碳酸钠浓度达到20％时，得到一级浓缩液；一级降膜蒸发器4产生的二次蒸汽输送至一级蒸汽压缩机5内，经一级蒸汽压缩机5升压后再次输送至一级湿分解塔3内；一级降膜蒸发器4内的不凝气、冷凝水用于预热精制卤水；
(3)二级湿分解浓缩：(2)一级湿分解浓缩完成后，一级浓缩液输送至二级湿分解塔6中进行二级湿分解，当二级湿分解的湿分解率达到55％时，得到二级湿分解液；二级湿分解塔6的尾气进入二级降膜蒸发器的加热室内；将二级湿分解液输送至二级降膜蒸发器7中进行二级浓缩，当二级湿分解液中的碳酸钠浓度达到26％时，得到近饱和浓缩液；二级降膜蒸发器7产生的二次蒸汽输送至二级蒸汽压缩机8内，经二级蒸汽压缩机8升压后再次输送至二级湿分解塔6内；二级降膜蒸发器7内的不凝气、凝水均用于预热精制卤水；
(4)一水碱结晶：(3)二级湿分解浓缩完成后，将近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9中进行一水碱结晶，其中，将体积为38％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的淘洗腿进口，将体积为62％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的进口；控制一水碱结晶器9的操作温度为102℃，得到结晶浓缩液；若结晶浓缩液中的氯化钠浓度高于70g/l，排放一水碱结晶器9内的部分结晶浓缩液以控制一水碱结晶器9内的结晶浓缩液中的氯化钠浓度为70g/l；排放的结晶浓缩液输送至母液蒸发器11中进行蒸发结晶，当结晶浓缩液含水量为40％时，得到母液晶浆；离心母液晶浆所得固体物料返回至所述一水碱结晶器9中，离心母液晶浆所得液体物料经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体，资源回收率≥51％；实现了资源化回收和废水零排放处理。
(5)离心干燥：(4)一水碱结晶完成后，将结晶浓缩液输送至活塞推料离心机14中，离心至活塞推料离心机14内的固体物料含水量≤5％，得到一水碱晶浆；将一水碱晶浆输送至蒸汽煅烧炉15中，控制蒸汽煅烧炉15的出料温度≥150℃、炉气出气温度≥105℃时，得到重质纯碱成品；蒸汽煅烧炉15的凝水输送至闪发罐16内，闪发罐16的凝水用于预热精制卤水；蒸汽煅烧炉15的尾气输送至凝水饱和塔17回收尾气中的碱尘，得到除碱尾气；除碱尾气依次输送至一级洗涤塔18、二级洗涤塔19进行降温，一级洗涤塔18和二级洗涤塔19的洗涤水均用于工艺液体的补充，工艺液体可做为采卤过程溶剂的补充。
实施例4：
利用实施例1进行的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其包括如下步骤：(1)卤水精制，(2)一级湿分解浓缩，(3)二级湿分解浓缩，(4)一水碱结晶，(5)离心干燥；其中，
(1)卤水精制：卤水经精制工序得到精制卤水；
(2)一级湿分解浓缩：(1)卤水精制完成后，精制卤水预热至105-110℃后输送至一级湿分解塔3中进行一级湿分解，当一级湿分解的湿分解率达到60％时，得到一级湿分解液；一级湿分解塔3的尾气进入一级降膜蒸发器4的加热室内；将一级湿分解液输送至一级降膜蒸发器4中进行一级浓缩，当一级湿分解液中的碳酸钠浓度达到21％时，得到一级浓缩液；一级降膜蒸发器4产生的二次蒸汽输送至一级蒸汽压缩机5内，经一级蒸汽压缩机5升压后再次输送至一级湿分解塔3内；一级降膜蒸发器4内的不凝气、凝水用于预热精制卤水；
(3)二级湿分解浓缩：(2)一级湿分解浓缩完成后，一级浓缩液输送至二级湿分解塔6中进行二级湿分解，当二级湿分解的湿分解率达到60％时，得到二级湿分解液；二级湿分解塔6的尾气进入二级降膜蒸发器的加热室内；将二级湿分解液输送至二级降膜蒸发器7中进行二级浓缩，当二级湿分解液中的碳酸钠浓度达到28％时，得到近饱和浓缩液；二级降膜蒸发器7产生的二次蒸汽输送至二级蒸汽压缩机8内，经二级蒸汽压缩机8升压后再次输送至二级湿分解塔6内；二级降膜蒸发器7内的不凝气、凝水均用于预热精制卤水；
(4)一水碱结晶：(3)二级湿分解浓缩完成后，将近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9中进行一水碱结晶，其中，将体积为43％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的淘洗腿进口，将体积为57％的近饱和浓缩液输送至一水碱结晶器9的进口；控制一水碱结晶器9的操作温度为102℃，得到结晶浓缩液；若结晶浓缩液中的氯化钠浓度高于70g/l，排放一水碱结晶器9内的部分结晶浓缩液以控制一水碱结晶器9内的结晶浓缩液中的氯化钠浓度为70g/l；排放的结晶浓缩液输送至母液蒸发器11中进行蒸发结晶，当排放的结晶浓缩液含水量为45％时，得到母液晶浆；离心母液晶浆所得固体物料返回至所述一水碱结晶器9的加热器中，离心母液晶浆所得液体物料经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体，资源回收率≥51％；实现了资源化回收和废水零排放处理。
(5)离心干燥：(4)一水碱结晶完成后，将结晶浓缩液输送至活塞推料离心机14中，离心至活塞推料离心机14内的固体物料含水量≤5％，得到一水碱晶浆；将一水碱晶浆输送至蒸汽煅烧炉15中，控制蒸汽煅烧炉15的出料温度≥150℃、炉气出气温度≥105℃时，得到重质纯碱成品；蒸汽煅烧炉15的凝水输送至闪发罐16内，闪发罐16的冷凝水用于预热精制卤水；蒸汽煅烧炉15的尾气输送至凝水饱和塔17回收尾气中的碱尘，得到除碱尾气；除碱尾气依次输送至一级洗涤塔18、二级洗涤塔19进行降温，一级洗涤塔18和二级洗涤塔19的洗涤水均用于工艺液体的补充，工艺液体可做为采卤过程溶剂的补充。
实施例5：
以本发明与常规工艺(公告号CN101503204B)进行对比，对比数据如表1所示。
表1对比数据
| 项目 | 本发明 | 常规工艺 | 备注 |
| 重质纯碱产率(％) | ≥95％ | 60-70％ | |
| 卤水耗量(m<sup>3</sup>/t) | 7.44 | 7.80 | 总碱≥14.51％wt |
| 燃料煤耗量(t/t) | 0.33 | 0.68 | Q≥5000Kcal/kg |
| 电耗量(Kwh/t) | 125 | 72 | |
| 水耗量(m<sup>3</sup>/t) | 3.35 | 7.2 |
由表1可知，本发明的重质纯碱产率可达95％以上，高于常规工艺；本发明中，直接利用机械压缩方法提级低位热能，低位热能循环利用，能耗低，蒸发吨水电耗≤34kWh；由于二次蒸汽压缩循环利用，省却了多效蒸发结晶末效二次蒸汽冷凝消耗的大量循环冷却水，避免了循环水的蒸发和飘逸损失，吨重质纯碱水耗降至3.35m3，同比降低53％；本发明吨重质纯碱煤耗0.33吨(Q≥5000kcal/kg)，电耗125kWh，水耗3.35m3，降低了重质纯碱生产成本；本发明吨重质纯碱电耗为125kWh，较常规工艺高，是由于本发明采用电驱动蒸汽压缩机循环利用二次蒸汽，综合来看，燃煤消耗成本的降低远远高于电耗成本的升高，因此从生产成本上来看，本发明的生产成本低于常规工艺。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (12)
1.新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，其包括如下步骤：(1)卤水精制，(2)湿分解浓缩，(3)一水碱结晶，(4)离心干燥，最终得到重质纯碱；其中，
所述(2)湿分解浓缩中，利用湿分解塔对预热后的精制卤水进行湿分解，总湿分解率为75-85％，利用降膜蒸发器进行浓缩，最终所得的近饱和浓缩液中的碳酸钠质量百分比浓度为24-28％；
所述(2)湿分解浓缩中，所述湿分解塔产生的尾气作为热源进入所述降膜蒸发器的加热室，所述降膜蒸发器产生的二次蒸汽经过蒸汽压缩机升压后作为热源回用至所述湿分解塔中；
所述(3)一水碱结晶中，将一水碱结晶器产生的二次蒸汽通过结晶蒸汽压缩机升压后作为热源回用至所述一水碱结晶器加热室中。
2.根据权利要求1所述的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，所述(2)湿分解浓缩具体包括如下步骤：
a.一级湿分解浓缩：所述精制卤水预热后输送至一级湿分解塔中进行一级湿分解，当所述一级湿分解的湿分解率达到50-60％时，得到一级湿分解液；所述一级湿分解塔的尾气进入一级降膜蒸发器的加热室内；将所述一级湿分解液输送至所述一级降膜蒸发器中进行一级浓缩，当所述一级湿分解液中的碳酸钠质量百分比浓度达到18-21％时，得到一级浓缩液；所述一级降膜蒸发器产生的二次蒸汽输送至一级蒸汽压缩机内，经所述一级蒸汽压缩机升压后再次输送至所述一级湿分解塔内；
b.二级湿分解浓缩：所述a.一级湿分解浓缩完成后，所述一级浓缩液输送至二级湿分解塔中进行二级湿分解，当所述二级湿分解的湿分解率达到50-60％时，得到二级湿分解液；所述二级湿分解塔的尾气进入二级降膜蒸发器的加热室内；将所述二级湿分解液输送至所述二级降膜蒸发器中进行二级浓缩，当所述二级湿分解液中的碳酸钠质量百分比浓度达到24-28％时，得到所述近饱和浓缩液；所述二级降膜蒸发器产生的二次蒸汽输送至二级蒸汽压缩机内，经所述二级蒸汽压缩机升压后再次输送至所述二级湿分解塔内。
3.根据权利要求2所述的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，所述一级湿分解的操作温度为110-115℃、操作压力为150-175Kpa；所述二级湿分解的操作温度为110-115℃、操作压力为150-175Kpa。
4.根据权利要求1或2任一所述的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，所述(2)湿分解浓缩完成后，将体积为35-43％的所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器的淘洗腿进口，将体积为57-65％的所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器的进口。
5.根据权利要求1或2任一所述的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，所述(3)一水碱结晶具体包括如下步骤：所述(2)湿分解浓缩完成后，将所述近饱和浓缩液输送至所述一水碱结晶器中进行一水碱结晶，控制所述一水碱结晶器的操作温度为102-105℃，得到结晶浓缩液；所述一水碱结晶器产生的二次蒸汽输送至结晶蒸汽压缩机内，经所述结晶蒸汽压缩机升压后再次输送至所述一水碱结晶器内。
6.根据权利要求5所述的新型节能环保重质纯碱生产工艺，其特征在于，在所述(3)一水碱结晶中，若所述结晶浓缩液中的氯化钠浓度高于70g/l，排放所述一水碱结晶器内的部分所述结晶浓缩液以控制所述一水碱结晶器内的所述结晶浓缩液中的氯化钠浓度为50-70g/l；排放的所述结晶浓缩液输送至母液蒸发器中进行蒸发结晶，当所述排放的结晶浓缩液含水量为30-45％时，得到母液晶浆；将所述母液晶浆输送至母液离心机进行离心，离心所得固体物料返回至所述一水碱结晶器中，离心所得液体物料经与盐酸混合反应、蒸发结晶、离心，最终得到氯化钠晶体。
7.新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，其包括精制装置、湿分解浓缩系统、结晶系统和离心干燥系统，所述精制装置的出口通过预热器与所述湿分解浓缩系统的一级湿分解塔的进口连通，所述湿分解浓缩系统的二级降膜蒸发器的近饱和浓缩液出口分别与所述结晶系统的一水碱结晶器的进口及淘洗腿进口连通，所述结晶系统的所述一水碱结晶器的结晶浓缩液出口与所述离心干燥系统的活塞推料离心机的进口连通。
8.根据权利要求7所述的新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，所述湿分解浓缩系统包括所述一级湿分解塔、一级降膜蒸发器、一级蒸汽压缩机、二级湿分解塔、所述二级降膜蒸发器和二级蒸汽压缩机，所述一级湿分解塔的湿分解液出口与所述一级降膜蒸发器的进口连通，所述一级湿分解塔的尾气出口与所述一级降膜蒸发器的压缩蒸汽进口连通，所述一级降膜蒸发器的浓缩液出口与所述二级湿分解塔的进口连通，所述一级降膜蒸发器的二次蒸汽出口与所述一级蒸汽压缩机的进口连通，所述一级蒸汽压缩机的出口与所述一级湿分解塔的压缩蒸汽进口连通；所述二级湿分解塔的湿分解液出口与所述二级降膜蒸发器的进口连通，所述二级湿分解塔的尾气出口与所述二级降膜蒸发器的压缩蒸汽进口连通，所述二级降膜蒸发器的二次蒸汽出口与所述二级蒸汽压缩机的进口连通，所述二级蒸汽压缩机的出口与所述二级湿分解塔的压缩蒸汽进口连通；所述一级降膜蒸发器和所述二级降膜蒸发器的不凝气出口及凝水出口均与所述预热器的换热介质进口连通。
9.根据权利要求7或8任一所述的新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，所述结晶系统包括所述一水碱结晶器和结晶蒸汽压缩机，所述一水碱结晶器的二次蒸汽出口与所述结晶蒸汽压缩机的进口连通，所述结晶蒸汽压缩机的出口与所述一水碱结晶器的压缩蒸汽进口连通。
10.根据权利要求9所述的新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，所述离心干燥系统包括所述活塞推料离心机和蒸汽煅烧炉，所述活塞推料离心机的固体出口与所述蒸汽煅烧炉的进口连通，所述蒸汽煅烧炉的凝水出口与闪发罐的进口连通，所述闪发罐的出口与所述预热器的换热介质进口连通。
11.根据权利要求9所述的新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，所述离心干燥系统包括所述活塞推料离心机和蒸汽煅烧炉，所述活塞推料离心机的固体出口与所述蒸汽煅烧炉的进口连通，所述蒸汽煅烧炉的尾气出口与凝水饱和塔的进气口连通，所述凝水饱和塔的出气口与一级洗涤塔的进气口连通，所述一级洗涤塔的出气口与二级洗涤塔的进气口连通，所述一级洗涤塔和所述二级洗涤塔的洗涤水出口均与工艺液体补充管线连通。
12.根据权利要求9所述的新型节能环保重质纯碱生产系统，其特征在于，其还包括有母液处理系统，所述母液处理系统包括母液蒸发器、母液离心机和母液处理器，所述结晶系统的所述一水碱结晶器的结晶浓缩液排盐出口与所述母液蒸发器的进口连通，所述母液蒸发器的浓缩液出口与所述母液离心机的进口连通，所述母液离心机的固体出口与所述一水碱结晶器的进口连通，所述母液离心机的液体出口与所述母液处理器的进口连通。
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