硫酸钠溶液与浓硫酸 ；铜粉与硝酸钙溶液 为什么不反映
小知73123僖诔
Na2SO4+H2SO4
这是复分解反应.他们发生的条件必须是生成物里面有气体、或者沉淀,或者水.该反应不会生成任意一种.所以不能进行反应.Cu+Ca(NO3)2
这个是置换反应.条件是金属活动性强的置换出金属活动性弱的.K Ca Na Mg Al Zn Fe Sn Pb (H) Cu Hg Ag Pt Au 在这里.Ca在Cu之前.所以无法用铜置换出钙.
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本帖最后由 sunjl1981 于
21:29 编辑
Na2SO4 俗称元明粉、无水芒硝,是无机盐工业大宗产品之一。水合物有十水盐(Na2SO4·10H2O)和介稳态七水盐(Na2SO4·7H2O)。硫酸钠通常为白色固体结晶或粉末,加热时易发生一系列晶型变化,在湿空气中会吸潮逐渐变成含水盐。硫酸钠易溶于水,溶液呈中性,有苦咸味，溶解度随温度不同变化很大，常压下0℃溶解度为 4.76，40℃为48.8，100℃为42.7。十水硫酸钠俗称芒硝,中医学上又称其粗品为朴硝，药用精制十水硫酸钠又称格劳贝尔盐，为无色透明单斜晶系棱状结晶，在大气中易风化，加热至100℃以上失去全部结晶水,高于32.384℃会溶解于自身的结晶水中。
1978年世界硫酸钠产量约4.1Mt（不包括中国）,主要生产国有美国、苏联、加拿大、日本和中国。
生产 　生产硫酸钠的原料有两类：①天然资源，主要有海水型咸水（包括盐水和卤水）、硫酸盐－碳酸盐型咸水，以及含有芒硝(见彩图)、无水芒硝、钙芒硝 (CaSO4·Na2SO4)、白钠镁矾(Na2SO4·MgSO4·4H2O) 和各种水合硫酸盐的矿床。苏联、美国、加拿大、中国、印度等国资源丰富。②从含硫及硫酸盐的废气、液、渣中回收副产。
工业上生产硫酸钠一般分两步进行，首先加工成芒硝，再经脱水制得硫酸钠。
天然资源加工 　可采用滩田法、机械冷冻法、盐湖综合法。滩田法和机械冷冻法适于加工以Na+、Mg2+、Cl-、SO娸为主要成分的海水型盐水及其他各种芒硝矿。因低温下硫酸钠的溶解度急剧变小，根据水盐体系相平衡关系可以从卤水中分离出粗芒硝(见复分解)。①滩田法：利用自然界不同季节温度变化使原料液中的水分蒸发，将粗芒硝结晶出来。夏季将含有氯化钠、硫酸钠、硫酸镁、氯化镁等成分的咸水灌入滩田，经日晒蒸发，冬季析出粗芒硝。此法是从天然资源中提出芒硝的主要方法，工艺简单，能耗低，但作业条件差，产品中易混入泥砂等杂质。②机械冷冻法：利用机械设备将原料液加热蒸发后冷冻至-5～-10℃时析出芒硝。与滩田法比较,此法不受季节和自然条件的影响。产品质量好，但能耗高。③盐湖综合利用法:主要用于含有多种组分的硫酸盐-碳酸盐型咸水。在提取各种有用组分的同时，将粗芒硝分离出来。例如加工含碳酸钠、硫酸钠、氯化钠、硼化物及钾、溴、锂的盐湖水，可先碳化盐湖卤水，使碳酸钠转化成碳酸氢钠结晶出来；冷却母液至5～15℃,使硼砂结晶出来;分离硼砂后的二次母液冷冻至0～5℃,析出芒硝。
废副产回收 　加工方法视原料组成而定。粘胶丝生产过程中的废液经冷却、分离得芒硝；亚硫酸钠纸浆废液用空气氧化、冷却析出芒硝；合成脂肪酸废液用碱中和、蒸发、冷却得芒硝；含二氧化硫废气经碱液吸收、空气氧化、冷却析出芒硝；在重铬酸钠生产过程中，将重铬酸钠与硫酸钠混合液蒸发、冷却使芒硝结晶出来。其中以从粘胶丝生产过程中的废液中回收的硫酸钠质量最好，产量居首位。
芒硝加工 　根据芒硝质量，主要采用溶解蒸发或熔融蒸发法。质量较差的用溶解蒸发法，将粗芒硝加水加热溶解，制成饱和溶液，澄清除泥砂，加碳酸钠和氢氧化钠除钙、镁，然后经蒸发、结晶、分离、干燥得产品。质量较纯的用熔融蒸发法，将芒硝用蒸汽熔融，使成为部分无水盐和其饱和溶液，再经蒸发、分离、干燥、即产品。
　硫酸钠是重要的造纸用化学品之一，用于制作硫酸盐纸浆，尤其是高强度牛皮纸的纸浆蒸煮剂；在合成纤维工业中用来调配聚乙烯醇纤维纺丝凝固浴；此外，还是合成洗涤剂的主要组分和生产硫化钠的原料。在染料、印染、玻璃、制革、有色冶金等方面也有应用。
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本帖最后由 tclvjian 于
15:00 编辑
钡法和膜法除硝的技术经济对比
在离子膜烧碱生产过程中存在着硫酸钠在系统内的富集现象。一般要求进槽盐水中ρ(SO42-)≤5g/L，如果超标，将对盐水浓度、离子膜和极片运行寿命等造成不利影响，必须对富集的硫酸钠进行处理，使整个系统处于平衡状态。硫酸钠的处理可分为化学和物理2种方法，南通江山农药化工公司一期7万t/a离子膜烧碱装置采用的是氯化钡法(以下简称“钡法除硝”)。近期，将把离子膜烧碱装置扩产至18万t/a整个装置采用CIM膜法除硫酸钠技术(以下简称“膜法除硝”)。膜法除硝是行业内推荐鼓励的清洁工艺，现从使用者的角度对钡法和膜法除硝工艺进行技术经济比较，以便在扩建改造时进一步优化，并供同行参考。
& & 1&&钡法除硝工艺及运行情况
& & 电解装置返回的脱氯淡盐水，一部分经过除硝反应器加人盐酸和氯化钡后进入澄清桶(○11 500mm)沉降，澄清液进入化盐系统配水，底部富含硫酸钡的白盐泥用板框压滤机压滤，滤液再与钙镁盐泥混合压滤，硫酸钡盐泥外售，钡法除硝工艺流程示意图如图1(略)。
& & 2005年11月，电解主装置开车后，硫酸钡澄清和压滤系统运转不太正常，使系统内部的硫酸根不断富集，一次精盐水中硫酸根质量浓度最高时达到8-10g/L，同时，由于澄清桶固液分离不够彻底，致使大量硫酸钡进入后续系统，影响预处理器浮上和HVM膜过滤效果，一次盐水生产能力下降，导致系统降电流维持运行。经分析，主要存在如下问题：(1)进入澄清桶的盐水流量不稳定，清液上升速度经常变化；(2)除硝反应器pH值调节不到位，对硫酸钡的反应不利，同时氯化钡加入量控制不稳定，致使澄清桶内硫酸根含量有较大变化；(3)澄清桶进液分布不均，进液PP挡板有裂缝，造成串流返浑；(4)澄清桶进出口温差较大，，造成澄清桶内部轴向和径向的流动，引起返浑；(5)硫酸钡盐泥压滤机运行状况不佳，分离效率差，卸料劳动强度较大。
& & 年度大修时，将澄清桶转料，清理干净，进罐检查，并采取了如下措施。
& & (1)为了保证进人澄清桶的盐水流量稳定，利用原有的1只调节阀和1只电磁流量计经DCS组态后实现流量自控，通过调整调节阀PID参数，当淡盐水脱氯真空度有所波动或氯水流量调整时，进料量波动可以控制在1%以内，正常生产时，清液液面上升速度基本稳定在0.24m/h。
& & (2)硫酸钡的沉降效果与pH值有关，pH值低时有利于沉降。但是原设计流程中，盐酸和氯化钡加入点基本在同一位置，pH计电极很容易被污染，反应产生的硫酸钡也很容易沉积在电极表面，造成检测偏差较大，pH计无法起到监控作用，改造后盐酸和氯化钡的加入点、pH计的检测点如图2(略)所示。
& & 为了维持澄清桶内硫酸根质量浓度大于2g/L，保证钡离子不过量，加入氯化钡溶液最大量的计算公式如下：
& & V2max=1.8V1(C1-2)/C2
& & 式中：V2max -氯化钡溶液最大加入量，L/h；
& & V1-一进入澄清桶除硫酸根脱氯淡盐水流量，正常生产时控制在25m3/h左右；
& & C1一脱氯淡盐水硫酸根质量浓度，R/L；
& & C2--氯化钡溶液质量分数，%。
& & 正常生产中，根据系统中硫酸根的含量调整氯化钡溶液的加入量，进电解槽盐水硫酸根质量浓度控制为4.0-5.0g/L。因为二次盐水所采用的螯合树脂C-467对钡离子的去除能力较差，生产中发现，当硫酸根质量浓度小于3g/L时，ICP分析二次盐水中钡离子偏高，所以，生产中硫酸根浓度偏上限控制。氯化钠和硫酸钠在水中的互溶度见表1。
& & 表1&&50℃时氯化钠和硫酸钠在水中的互溶度
项目& && &&&互溶度/%
氯化钠溶解度/%& && &&&26.90& && &&&25.40& && &&&24.10& && &&&16.10& && &&&7.85& && &&&0
硫酸钠溶解度/%& && &&&0& && &&&2.56& && &&&5.55& && &&&11.30& && &&&20.80& && &&&31.80
固相成分& && &&&NaCl& && &&&NaCl& && &&&NaCI+Na2SO4& && &&&Na2SO4& && &&&Na2SO4& && &&&Na2SO4
& & 从表1可以看出，当氯化钠和硫酸钠含量达到一定范围时，盐水中就会出现结晶物，氯化钠浓度高时主要是氯化钠，浓度低时主要是硫酸钠。当硫酸根离子超标时，一定要控制好化盐桶出口含盐量。一旦盐水浓度过高，由于硫酸钠的存在，就容易出现氯化钠结晶，容易堵塞管道，轻者造成泵机损坏，重者造成停车。
& & (3)由于PP的线膨胀系数较大(160×10-6℃)，引起进液分布挡板多处焊缝开裂。尤其是系统开停车时，淡盐水脱氯真空度不稳定，脱氯淡盐水的温度变化较大，PP挡板焊缝连接处无法承受因线膨胀而引起的热应力，开裂变形。检修时，在PP挡板上增加8只膨胀节，并在PP挡板顶部增加吊耳数量、底部增加槽钢支撑，避免PP挡板因自重而引起的变形。并规定当电解脱氯运行不稳定时，脱氯淡盐水全部进入配水槽，避免澄清桶内部温度的剧烈变化，同时避免含较多游离氯的盐水对设备的腐蚀。
& & (4)为解决澄清桶进出口温差较大，内部轴向和径向流动较大的问题，在一次盐水工段增加1只热水槽，收集高纯盐酸炉夹套的热水，并利用热水和盐水相对密度的不同，在澄清桶顶部增加热水封，减少澄清桶内部空气的对流影响，定期更换热水，保持热水温度在70℃以上，在澄清桶出口增加1只水封罐，用于保持液位，即使盐水量有变化，液位也基本不变。
& & (5)对于硫酸钡盐泥的压滤问题，经过试用新型滤布，效果不佳，将硫酸钡压滤液与钙镁盐泥压滤液分开收集，硫酸钡压滤液经过钙镁压滤机后，再回收至系统化盐。
& & 实施改进措施后，澄清桶硫酸钡的分离效果得到很大改善，从2006年9月至今，出水透光率基本稳定在95%以上，而且为扩产准备，曾经尝试将清液液面上升速度提高到0.4m/h，澄清桶仍能保持较好的分离效果。
& & 2膜法除硝设计工艺及优化改进
& & 该公司离子膜烧碱扩产至18万t/a规模后，氯化钡的用量将增加到近5400t/a。氯化钡属于剧毒化学品，随着国家对危化品管理力度的加大，如果扩产后仍采用钡法除硝工艺，氯化钡的贮存、运输、配制和包装袋的回收都相当困难，而且，对原有澄清桶是一个考验。另外，要增加2台压滤机(F=150m2)，后续的盐泥和滤液处理等问题也较难解决。经过权衡，决定充分利用原有设施和条件，采用膜法除硝工艺。
& & 2.1&&基础设计膜法除硝工艺流程
& & 电解工段脱氯后的部分淡盐水直接送至膜法除硝装置。首先，通过调节阀组加入高纯盐酸调节pH值至6.0-7.0，然后，进入I级淡盐水冷却器用循环水冷至50℃左右，再通过调节阀组加入亚硫酸钠溶液，调节ORP至50mV左右，进入Ⅱ级淡盐水冷却器用循环水冷至30℃左右，送人原料盐水槽。
& & 经过预处理合格的盐水由原料盐水输送泵计量后送人保安过滤器，把可能对膜有损害的较大颗粒固体悬浮物截留，盐水通过高压泵加压至1.6MPa左右，送人循环泵稳压至2.4MPa左右后进人膜组件。富硝盐水(硫酸钠质量浓度最高30-40 g/L，正常≥20g/L)送人富硝盐水槽，回收盐水(硫酸根质量浓度≤0.5g/L)进入回收盐水槽，循环泵稳压补充循环量。每组膜出口和回收盐水总管都设有取样口，可以监控分析脱盐后淡盐水的硫酸根含量，判断膜组件的运行状况，膜出口的回收盐水硫酸根质量浓度为0.2 g/L左右。膜过滤单元还设有清洗装置，用于无机胶体或有机物污染后膜的再生。
& & 富硝盐水通过泵送至冷冻脱硝单元，首先与贫硝盐水热交换降温后进人兑卤槽，通过冷冻循环泵将富硝盐水在蒸发器中换热降温，兑卤槽中盐水溢流至沉硝槽，芒硝在其中结晶、生长，在沉硝槽锥底富集，通过硝浆泵进入旋流分离器提浓后进入推料式离心机，含水芒硝收集在库房。母液收集至贫硝槽后用泵与进兑卤槽的盐水换热后进入回收盐水槽，一并回至一次盐水配水槽化盐。流程示意图如图3(略)。
2.2&&膜法除硝工艺施工设计和改进要点
& & 2.2.1&&原料盐水指标控制
& & 与废水处理或海水淡化项目不同，作为膜法除硝原料的脱氯淡盐水非常纯净，用ICP仪分析指标如表2所示。
& & 表2&&脱氯淡盐水指标
项目& && &&&指标& && &&&项目& && &&&指标
ρ(NaCl)/(g•L-1)& && &&&210±5& && &&&ω(Ca2+)/10-9& && &&&5
PH& && &&&10.5& && &&&ω(Mg2+)/10-9& && &&&0.62
ω(SS)/10-6& && &&&0.8& && &&&ω(Fe2+)/10-9& && &&&6.6
ω(游离氯)/10-6& && &&&12(不加亚钠)& && &&&ω(SF*)/10-9& && &&&0.17
ρ(SO42-)/(g•L-1)& && &&&6& && &&&ω(A13+)/10-9& && &&&46
& & 与其他纳滤膜和反渗透膜相同，CIM膜也对原料盐水的指标有严格的要求，比如温度、pH值、游离氯等，这些指标与膜的通量和截留率直接有关。
& & (1)温度
& & 原料盐水的黏度随温度的升高而减小，盐水透过膜的阻力减小，膜的通量增大。但是在温度较高条件下，由于浓差极化等原因，膜通量的衰减速度加快。为了使膜保持最佳的性能，一般控制原料盐水的温度为35℃左右。设计时是利用界区内返回的淡盐水(30℃左右)和循环水两级冷却原料盐水的，比较容易控制。这是因为正常生产时，脱氯淡盐水的温度和进入界区的盐水流量都是稳定的。
& & (2)游离氯和pH值
& & 由于游离氯对CIM膜有不可逆转的损伤，要求原料盐水中不能存在游离氯，pH值对CIM膜的通量有较大影响，所以，要严格控制对进膜前盐水的游离氯和pH值。
& & 由于盐种的关系，为了降低亚硫酸钠和次钠的消耗，目前实际生产中淡盐水脱氯单元的化学脱氯部分已停用。正常生产时，进入界区的脱氯淡盐水游离氯和pH值是稳定的，游离氯质量分数目前一般为10×10-6左右，pH值为10.0-11.0。经过理论计算，亚硫酸钠的加入量为1.8 kg/h(100%Na2SO3)，31%盐酸的加入量为6.8L/h，一般亚硫酸钠质量分数控制在5%，盐酸质量分数控制在1%左右。设计方案中，亚硫酸钠和盐酸分两段加入，这样在预处理部分可以做到有效控制游离氯和pH值稳定。
& & 游离氯的监控是通过氧化还原电位计实现的，一次盐水生产过程中为了保证螯合树脂不受伤害，要求氧化还原电位计小于-50mV，但根据下式可以看出，在CIM预处理单元是无法做到的。必须在碱性条件下(经计算，pH值为10.45)，游离氯才能较好地除去，由于CIM膜要求原料盐水的pH值为6-8，正常生产时，氧化还原电位计的电位为50mV左右。
& & Na2SO3+NaOH+C12=Na2ＳO4+NaCI+H2O
& & 2.2.2&&膜过滤单元
& & CIM膜属于压力驱动型膜，如果原料盐水指标符合要求，膜过滤单元最主要的控制指标就是进膜的盐水压力，盐水的压力越高，膜的通量就越大，但是随着压力的升高，通量的衰减速度也加快，所以，控制合适的过滤压力是必要的。
& & CIM除硝技术在充分吸收SRS优点的同时，采用并联工艺，并增加内部循环泵，补充压力损失，保证错流量稳定，同时可通过调节循环量，控制富硝盐水浓度。考虑到后续的冷冻处理问题，将富硝盐水的质量浓度控制为30
40g/L，解决了硫酸钠在膜中结晶的问题。
& & 2.2.3&&冷冻脱硝
& & CIM除硝技术借鉴传统井矿盐工业中盐硝分离工艺，根据NaCI-Na2SO4-H2O三元体系相图原理，利用冷冻提硝方法，实现Na2SO4&#O从200g/L盐水中的分离。不同温度下盐水中硫酸钠的溶解度见表3，对应温度下氯化钠的溶解度见表4。
& & 表3&&不同温度下200g/L盐水中硫酸钠的溶解度
温度/℃& && &&&-5& && &&&0& && &&&5& && &&&10& && &&&15& && &&&20
溶解度/(g.L-1)& && &&&9.78& && &&&13.61& && &&&20.41& && &&&36.58& && &&&65.23& && &&&118.56
& & 表4&&对应温度下氯化钠的溶解度
温度/℃& && &&&-5& && &&&0.15& && &&&5& && &&&10& && &&&15& && &&&20
溶解度/(g.L-1)& && &&&309& && &&&318& && &&&317& && &&&317& && &&&317& && &&&317
& & 冷冻脱硝冷量主要包括Na2SO4&#O结晶热、富硝盐水冷却和冷量损失(按40%计算)，本系统核定的冷量为150.12万kJ/h。膜单元富硝盐水在进入冷冻单元之后，首先与离心母液在预冷器中逆流接触回收冷量，降低除硝制冷电耗。但是在预冷器中存在Na2SO4&#O结晶堵塞的风险。从表3可以看出，10t时，硫酸钠的溶解度只有36.58g/L，所以，第一要控制膜单元富硝的浓度，第二是要控制预冷器出口的温度，保证富硝盐水在进入兑卤槽之前不结晶。
& & 冷冻脱硝单元存在一个问题，即在氟利昂蒸发器中，为了获得好的换热效果，要尽量减少芒硝结晶；而在兑卤槽，希望硫酸钠的浓度均匀，同时得到，更多的晶种。所以，运行一段时间后，蒸发器列管内大量Na2SO4&#O晶种附着在管壁上，换热效果下降，压差增加，此时就需要离线清洗，一般做法是利用膜法除硝装置中的回收盐水(温度约35℃，此时硫酸钠的溶解度最大)进行冲洗，这样不仅造成了冷量的损失，设备骤冷骤热缩短了使用寿命，而且增加了劳动强度，所以延长蒸发器的清洗周期十分必要，在设计和施工过程中一般采取如下措施。
& & (1)采用大流量、低扬程的冷冻循环泵，提高蒸发器列管内盐水的流速，将蒸发器进出口的温差控制在合适范围内；
& & (2)在设备布置时，蒸发器、兑卤槽和冷冻循环泵就近布置，尽可能降低功耗；
& & (3)控制盐水在兑卤槽中的停留时间，避免由于时间过长晶种长大，堵管。
& & 另外，在沉硝槽中Na2SO4&#O得到增浓，一般含固量能够达到30%左右，再经过旋风分离器进入离心机实现固液分离。在此过程中存在采硝、硝浆堵管、离心机运转不稳定等问题，不再赘述。
& & 3钡法除硝与膜法除硝经济比较
& & 根据目前7万t/a烧碱装置运行情况，系统硫酸根质量浓度基本稳定在4.0-5.0g/L左右，BaCl2&#O的消耗量一般在25kg/t.100%NaOH左右。假设盐种不变，可以算出18万t/a烧碱规模时硫酸钠的带人量为314kg/h，考虑到膜通量的衰减和一定的余量，CIM除硝规模定为375kg/h(以硫酸钠计)，表5显示了2种工艺的对比情况。
& & CIM膜法除硝与钡法除硝工艺相比，运行费较低，新上375kg/hCIM膜法除硝装置与钡法除硝相比，投资回收期约为2．1年，经济效益和社会效益比较明显，而且通过对比可以看出，规模越大，效益越明显。
表5&&除硝工艺的对比情况
项目& && &&&钡法除硝& && &&&CIM膜法除硝
设备及投资& && &&&硫酸钡盐泥压滤机150m2，1-2台；氯化钡
泵换型，P=3 kW，2台；预计费用80万元。& && &&&CIM预处理+膜过滤+冷冻脱硝预计费用1 500万元。
电耗& && &&&提高不多& && &&&提高400kW•Nt，按0.5元／kW•h／t计算，增加160万元／a。
0.3MPa(S)蒸汽消耗& && && && && & 因预处理和冷冻脱硝单元热量损失，增加1.5 Uh蒸汽消耗，按100元／t计算，增加120万元／a。
物料消耗& && &&&BaCl2&#O(98％)用量5 370 t／a；按2000元A计算，1074万元／a。& && &&&高纯盐酸(31％)63 t/a；亚硫酸钠(96％)30t/a(按理论用量的2倍计算)；高纯水2 000 t／a(一次盐水精制部分增加的氢氧化钠消耗忽略不计)；合计约15万元／a。
副产品回收价值& && &&&回收硫酸钡盐泥费用按80％回收率，70％含固量，180元／t计算，能回收124万元／a。& && &&&回收Na2SO4&#O费用为7万元／a(按10元／t计算)。
折旧年限& && &&&10年& && &&&10年(其中膜单元组件为2年)。
人员& && &&&至少需增加3人。& && &&&考虑稳定生产，增加3人。
劳动强度& && &&&氯化钡配料量16 t/d(320袋)；硫酸钡压滤&&冷冻脱硝单元因蒸发器堵管问题，每班需要清洗、切换蒸发器1次；高纯盐机卸料至少3板／班，每板卸料至少2h。& && &&&冷冻脱硝单元因蒸发器堵管问题，每班需要清洗、切换蒸发器1次；高纯盐酸需要配制，离心机因负荷问题，需要间断开机，其余部分基本实现自控。
环境影响& && &&&氯化钡配制、使用、运输过程中存在风险，处理硫酸钡对环境有一定的影响。& && &&&只要解决Na2SO4&#O的销路问题，对环境没有影响。
& & (1)钡法除硝经过增加热水水封保温、调整进液方式等措施，效果得到根本改善。但是，随着生产规模的扩大，氯化钡用量相应增加，运行成本高，且该物质属于剧毒物质，副产物及氯化钡的包装袋回收较困难，给生产和现场管理带来较大难度。
& & (2)CIM膜法除硝基本实现清洁生产，与钡法除硝相比，运行费用较低，375kz／h(以硫酸钠计)规模的CIM除硝装置的投资回收期约为2.1年，盐水预处理控制要求更高、冷冻结晶系统的操作和控制可靠性对系统稳定性影响较大。
& & (3)膜法与钡法除硝相比，具有明显的经济优势和环境优势，但是仍存在预处理条件苛刻、冷冻脱硝蒸发器清洗周期短、副产物较难回收利用等问题。所以，开发具有耐氯、耐温性能和更低驱动压力的专用膜对进一步降低膜法除硝运行成本，替代钡法除硝具有重要意义。
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国内原盐概况及烧碱用盐发展方向
原盐是在盐田晒制的海盐及在天然盐湖或盐矿开采出的未经人工处理的湖盐或岩盐等的统称，其主要组分是NaCl，夹杂有不溶性泥沙和可溶性的多种盐类。原盐除提供人们生活必需的食盐外，还是化学工业最基本的原料，被誉为“化学工业之母”。
& & 1&&国内盐资源概况
& & 1.1&&原盐的储量
& & 全球盐储量约为6.4×108亿t，其中海盐4.3×108亿t，矿盐2.1×108亿t，江湖和地下水中储量约为3.1×108亿t，主要分布于美国、前苏联、加拿大、德国等地。我国盐矿资源丰富，资源量在6.2万亿t以上。2007年5月，四川省广安市探明盐卤储量高达5775亿t，盐层分布广、厚度大、品质优、保存完整，盐层顶板稳定性好，易于水溶开采，具有极大的开发利用价值。
& & 1.2&&原盐的产能概况
& & 中国原盐产业在改革开放之后，尤其在“两碱”工业强劲需求的拉动下，飞速发展。2006年国内盐行业生产能力达到6900万t，超过美国而成为世界第1大产盐国，同时，盐业生产格局也发生了较大的变化，海盐、井矿盐、湖盐产能占全国盐产能的比例从1991年的65%、18%、17%变化为2006年的52%、40%、8.3%。井矿盐在原盐中的位置异军突起。2006年，中国原盐产量首次高居世界首位，成为全球原盐产量最大国家。2006年，我国原盐的总产量达到5403.16万t，月，原盐产量累计达到4993万t，同比增长幅度为10.7%。从1999年至2006年，中国原盐产量年均增幅高达15%。
& & 1.3&&原盐的分类
& & 我国原盐主要分为海盐、湖盐、井矿盐和液体盐(卤水)，各种盐的指标如表1所示。由表1可见，井矿盐的NaCl质量分数最高，海盐次之，液体盐最差。
& & 各种盐中SO42-的质量分数均小于1%，Ca2+的质量分数为0.2%-0.3%，Mg2+的质量分数为0.2%-0.3%，水不溶物的质量分数小于3%。通过比较不难看出，液体盐的质量最差，井矿盐的品质要高于其他3种原盐。
& & 2&&国内原盐现状
& & 2.1&&原盐的生产方法
& & 原盐的生产方法大致可以分为3种。①用露天开采法或地下溶浸法开采岩盐。②海水和盐湖水经盐田日晒制海盐和湖盐。③人工熬煮或真空蒸发白天然卤水中制取。
& & 表1&&原盐的指标&&%
种类& & & & 等级& & & & w(NaCl)& & & & w(SO42-)& & & & w(Ca2+)& & & & w(Mg2+)& & & & W(水不溶物)
海盐& & & & 一级& & & & ≥94.0& & & & ≤0.7& & & & ≤0.20& & & & ≤0.20& & & & ≤1.50
& & & & 二级& & & & ≥92.0& & & & ≤0.8& & & & ≤0.20& & & & ≤0.30& & & & ≤1.70
& & & & 三级& & & & ≥89.5& & & & ≤1.0& & & & ≤0.30& & & & ≤0.30& & & & ≤2.60
井矿盐& & & & 优级& & & & ≥95.5& & & & ≤0.7& & & & ≤0.25& & & & ≤0.20& & & & ≤2.60
& & & & 一级& & & & ≥94.0& & & & -& & & & -& & & & -& & & & ≤0.40
& & & & 合格& & & & ≥92.0& & & & -& & & & -& & & & -& & & & ≤0.40
湖盐& & & & 一级& & & & ≥93.0& & & & ≤0.8& & & & ≤0.30& & & & ≤0.20& & & & ≤1.00
& & & & 二级& & & & ≥85.0& & & & -& & & & -& & & & -& & & & -
& & & & 三级& & & & ≥70.0& & & & -& & & & -& & & & -& & & & -
液体盐& & & & 一级& & & & ≥280①& & & & ≤20.0②& & & & ≤2.0& & & & ≤0.2& & & & -
& & ①、②数据的单位为g/L。
& & 2.2&&原盐的用途
& & (1)工业用盐。原盐是工业生产的主要原料之一，重要的化学品如盐酸、烧碱、纯碱等都是以原盐为原料，生产化学肥料氯化铵也离不开原盐。近代有机合成工业飞速发展，化纤、塑料、氯丁橡胶等有机合成产品所需要的氯(Cl)及钠(Na)产品，也都取之于原盐。总之，化学工业上凡是用到钠或氯的产品，绝大多数都是从原盐中获得的。盐的冰点很低，可作制冰剂；在肥皂、染料等工业上，常用于盐析作用；在石油、冶金、皮革、陶瓷、道路稳定、软化水、电解和食品等轻化工业上，也都离不开原盐。在国外，还利用原盐作添加剂、催化剂和助燃剂等。因而，原盐在工业上的作用非常大。
& & (2)食用盐。原盐是人们生活的必需品，人体食盐的需求大约是平均每日10 g，需求量平均大约为3.65kg/a。按照全世界65亿人计算，需消费食盐237亿kg/a。
& & (3)其他应用领域。盐在医疗上的用途也很多，如用盐水清洗伤口，治疗化脓性创伤以及制作生理盐水用于注射、输液、灌肠等；在农业上，盐可用于选种、施肥等，增加农作物的产量；在畜牧业上，盐是牲畜生长、肥壮和防治疾病等所必需的物质。
& & 2.3&&国内原盐的供需状况
& & (1)原盐产量。受国内外氯碱市场大好形势的影响，国内原盐供求状况在2003年下半年出现转折点，由供大于求转为供不应求，并在2003年下半年到2004年“五一”期间经历了历史上罕见的资源紧张状况。这种供不应求的局面直接促使2005年原盐产量达到4579.2万t，大幅增长23.77%。2006年国内原盐生产厂有100余家，原盐产量为5403.16万t，增长18%，在市场供应能力快速增长的影响下，原盐供应紧张状况明显缓解，总体上出现了供大于求的局面。月原盐产量累计为4993万t，增幅10.7%。而10月份，原盐当月产量为679万t，同比仅仅增长0.9%，原盐主要产区产量增长幅度均有不同程度下降：天津，21%；河北，7.5%；浙江，41.6%；福建，23.9%。虽然山东地区增长幅度为15.3%，仍然低于2006年。2007年上半年原盐供需基本平衡，下半年受北方地区原盐产量增长幅度减小以及烧碱与纯碱市场需求量快速增长的影响，原盐市场供应紧张局面有所加剧。国内近几年原盐供求状况见表2。
& & 表2&&原盐供求状况
年份& & & & 产量/万t& & & & 进口/万t& & & & 出口/万t& & & & 表观消费量/万t& & & & 产量：表观消费量/%
2002& & & & 3200& & & & 4.08& & & & 14.38& & & & 3189.70& & & & 100.32
2003& & & & 3102& & & & 40.76& & & & 125.94& & & & 3016.82& & & & 102.82
2004& & & & 3700& & & & 210.55& & & & 49.67& & & & 3860.88& & & & 95.83
2005& & & & 4579& & & & 401.67& & & & 51.06& & & & 4929.81& & & & 92.89
2006& & & & 5403& & & & 200.76& & & & 65.36& & & & 5538.56& & & & 96.55
2007①& & & & 4993& & & & 141.06& & & & 42.9& & & & 5091.15& & & & 98.07
& & ①为1-10月份数据。
& & (2)近年进出口情况。年，受原盐市场供不应求局势的影响，进口量大幅上升。2005年，原盐进口量由2003年的40万t飙升到401万t，增幅超过了9倍；2006年国内原盐受供大于求局势的影响，进口量大幅降为200万t，进口价格也由2005年的39.4美元/t降为34.02美元/t，下降了13.6%；月原盐进口量为141万t，累计均价为33美元/t。
& & 由表2可见，虽然原盐的进口量在大幅下降，出口量在增加，但进口量仍是出口量的3-4倍。2006年，由于国内原盐供大于求，出口速度加快，出口量达到65.36万t，同比增长28%，出口均价为40.25美元/t，同比下降16.11%；月，累计出口141.06万t，出口均价为43.18美元/t。
& & 2.4&&原盐的价格
& & 受市场供不应求局面的影响，原盐价格自2003下半年开始一路上涨，并持续到2005年上半年。2005年8月，原盐价格开始由上半年的均价345元/t逐步下降到年末的239元/t。由于供大于求，2006年原盐年均价下滑到238.88元/t，降幅达到23.14%，其中10月份价格最低时达到160元/t。2007年原盐市场基本供需平衡，1-10月价格均价为229.86元/t。国内年月度价格统计结果如表3所示。
& & 表3&&国内年月度价格统计结果&&元/t
年份& & & & 1月& & & & 2月& & & & 3月& & & & 4月& & & & 5月& & & & 6月
2005& & & & 345.30& & & & 349.61& & & & 365.28& & & & 353.06& & & & 351.84& & & & 323.82
2006& & & & 300.00& & & & 278.95& & & & 263.12& & & & 251.74& & & & 249.85& & & & 250.00
2007& & & & 234.71& & & & 230.42& & & & 230.14& & & & 227.29& & & & 219.43& & & & 227.13
年份& & & & 7月& & & & 8月& & & & 9月& & & & 10月& & & & 11月& & & & 12月& & & & 月平均
2005& & & & 326.50& & & & 293.80& & & & 243.09& & & & 236.43& & & & 301.18& & & & 239.75& & & & 310.81
2006& & & & 229.98& & & & 185.00& & & & 190.00& & & & 160.00& & & & 288.54& & & & 219.37& & & & 238.88
2007& & & & 222.51& & & & 232.49& & & & 236.19& & & & 238.28& & & & -& & & & -& & & & 229.86
2.5&&原盐下游市场状况
& & 烧碱和纯碱行业作为用盐大户，通常情况下耗盐量约占原盐消耗总量的80%。可以说“两碱”的生产状况直接影响着原盐市场的行情。2006年烧碱产量为1511万t，纯碱产量为1560万t，按1 t(烧碱+纯碱)耗1.5 t原盐计算，2006年“两碱”约消耗原盐4607万t，占原盐总产量的85%。月全国原盐消费量为5538.56万t，烧碱产量为1422.12万t，纯碱产量为1311.2万t，耗盐约4100万t，占原盐消耗总量的74%；2007年10月，原盐当月产量为679万t，同比增长0.9%，比9月增长幅度下降了22%，大大低于当月烧碱8.6%、纯碱14.2%的增长幅度；月原盐累计产量为4993万t，增长幅度为10.7%，同样低于烧碱15.8%、纯碱11.0%的累计增长幅度。2007年年底，国内大型“两碱”新装置将陆续投入生产，届时原盐市场供应趋于紧张的状态不会得到明显改变。
& & 2.6&&政策影响
& & 日，国家财政局和国家税务局发布的《关于调低部分出口商品出口退税的通知》，自该日起，取消原盐、烧碱出口退税，PVC出口退税率由11%降为5%。出口退税政策的制定对于原盐和氯碱行业而言，显然弊大于利。
& & 根据国家财政局和国家税务局发布关于调整焦煤和盐资源税税率的通知，自日起，北方海盐资源税由20元/t调整为15元/t，这在一定程度上降低了“两碱”企业的成本。盐税率的调整正处于原盐供大于求的时期，是一利好政策。
& & 经***批准，国家税务总局发布通知称，自日起，盐适用增值税税率由17%统一调整为13%，这一调整不仅缓解了制盐业的经营困局，更为以盐为原料的两碱行业带来极大利好。
& & 2.7&&原盐的选用
& & 2.7.1&&就近选择
& & 由于燃油价格的不断提高，运输行业的成本大大提高，原盐的进厂价也会随着运输距离的长短而有所不同。为了降低原材料的成本，应就近选择原盐，新建“两碱”厂最好在盐场附近，这样既可以降低成本又可以保证原盐的供应。
& & 2.7.2&&质量优先
& & 质量是企业生存和发展的根本，要生产出好的产品就要有好的原料，把好原盐的质量关就显得尤为重要。由于海盐和湖盐的生产以日晒法为主，未经过净化处理，因此盐的质量较差，泥沙、悬浮物、SO42-、Ca2+、Mg2+等杂质含量高；井矿盐是通过真空蒸发的方式生产的，质量较高，所含泥沙、悬浮物、SO42-、Ca2+、Mg2+等杂质较少。选择质量高的盐作原料，可以减少盐水精制工段人力、物力、财力的投入，节约运行费用。
& & 在选择原盐时，要根据公司自身的具体情况，对于靠近湖海的企业，最好是选用海盐或湖盐，虽然杂质较多，处理费用高，但节省下来的运输费用可以抵消其处理费用，经济效益显著。
& & 3&&烧碱用盐的发展方向
& & 3.1&&国内烧碱用盐现状
& & 国内氯碱企业逐渐发展成熟，由水银法、隔膜法到世界先进的离子膜交换法。随着制碱技术的不断提高，对原料韵要求也更加严格。我国大部分烧碱都是以海盐为原料，只有少部分因地制宜使用井矿盐。海盐的利用在原盐中占绝大多数。出现这种状况的原因是：企业主要考虑就近原则，大部分企业离海盐产地比较近，节省了运输费用，并且海盐货源充足，我国主要大中型海盐生产企业就有14家。据不完全统计，2006年原盐的用量比例为：海盐占53.2%，井矿盐占37.4%，湖盐占9.4%。预计2010年井矿盐的产量将超过海盐的产量。
& & 3.2&&井矿盐的发展概况
& & 中国是世界产盐历史最悠久的国家之一。井矿盐生产始于2000多年前的秦代，那时已采用钻井汲卤煎盐方法开采利用今四川省双流、成都一带的卤水矿，1937年在云南省石糕井开始采用斜井开采，到了1982年，四川省自贡钻出第1口岩盐井，注水溶解后汲卤制盐。我国岩盐矿床分布广泛，在四川、重庆、云南、江苏、山东、浙江、湖南、湖北、江西、河北、广东、山西、甘肃、宁夏、新疆等地均探明了岩盐矿床。据统计，现已查明NaCl储量大于100亿t的矿床就有10余个。井矿盐的储量相当可观，随着采盐技术的提高，井矿盐的产量大大提高。2006年，中国海盐所占全年原盐产量的比例减少到了历史的最低点(52%)。与此同时，其他类原盐的生产量，尤其是井矿盐的生产量取得较大幅度的增长。
& & 3.3&&井矿盐的发展前景
& & 3.3.1&&原盐的产能情况
& & 年全国原盐增加能力或规划见表4。
& & 表4&&年全国原盐增加能力或规划&&万t/a
年份& & & & 海盐& & & & 井矿盐& & & & 湖盐& & & & 合计
2004& & & & 2715& & & & 1565& & & & 460& & & & 4740
2005& & & & 2951& & & & 2114& & & & 460& & & & 5525
2006& & & & 3056& & & & 2170& & & & 546& & & & 5770
2010①& & & & 3085& & & & 3275& & & & 720& & & & 7080
& & ①2010年为预测值。
& & 由表4可见，在总量里占主导的海盐能力增幅不大，而井矿盐发展速度较快，最终能力可能超过海盐，这说明氯碱行业正由使用海盐逐渐向使用井矿盐方向过渡。
& & 3.3.2&&井矿盐的优势
& & (1)质量优势。从表1可以看出，井矿盐的质量远远高于其他品种的原盐，所含杂质最少，并且井矿盐的制取工艺日益成熟，生产成本不断降低，产品质量稳步提高。井矿盐的主要指标均能满足离子膜法烧碱生产的要求。
& & (2)环保优势。随着中国环保意识的日益增强，中国政府对易产生污染的企业从严管理，制定了严格的排污标准。企业要生存就必须把好环保关。利用海盐的企业在盐水精制时会产生大量的盐泥，而盐泥的处理一直是企业头疼的事。若将原料改为井矿盐，所产的盐泥将大大减少。
& & (3)可简化盐水精制工序。井矿盐的精制工艺流程为：原盐→溶盐桶→反应池斗预处理器→澄清桶→戈尔膜→树脂塔→一次精制盐水。而使用海盐作为原料需要投入盐预处理装置和盐水回收装置。
& & (4)可延长离子膜的使用寿命。井矿盐与海盐质量比较见表5。从表5对比分析可知，井矿盐NaCl质量优于海盐，有害杂质含量少。由于杂质少、纯度高，可以更直接有效地保证制碱盐水的质量和成品碱的质量。根据有关报道，英国ICI公司介绍有关厂家通过严格控制电解槽盐水的质量和相关参数，使原先寿命为3年的离子膜寿命延长至5年。而国内以海盐为原料的离子膜制碱企业，其离子膜使用寿命很少能达到3年，主要原因是原料的质量差，进电解槽的盐水质量和相关参数无法完全达到标准。由于井矿盐中的杂质较少，精制出的盐水指标较好，减少盐水中Ca2+、Mg2+、SO42-对离子膜的破坏，从而延长了其使用寿命。
& & 表5&&井矿盐与海盐质量比较&&%
项目& & & & w(NaCl)& & & & w(SO42-)& & & & w(Ca2+)& & & & w(Mg2+)& & & & w(水)& & & & 有机物
井矿盐& & & & ≥96.5& & & & ≤0.20& & & & ≤0.02& & & & ≤0.002& & & & ≤0.10& & & & 无
海、盐& & & & ≥94.4& & & & ≤0.48& & & & ≤0.12& & & & ≤0.170& & & & ≤4.14& & & & 有
& & 注：表中的数据是两种原盐的样本分析。
& & 3.4&&井矿盐代替海盐存在的问题
& & 目前国内的企业大部分使用海盐，要将原料由海盐改为井矿盐，企业需要改进的有：
& & (1)化盐装置需要改进。因为井矿盐颗粒细小，若仍使用海盐的化盐装置，在投入化盐桶时，由于用于化盐的卤水自下而上形成向上的冲击力和浮力，盐粒集中在桶体的上部，而化盐的卤水在桶体上部基本上处于饱和状态，盐粒在上部很难完全溶解，未经溶解的这部分盐可能直接随溶盐卤水自盐水口带人下道工序，一旦操作不当，则会造成盐水管道的堵塞。
& & (2)生产工艺要调整。如原盐的加入量应均匀衡定，进入溶盐桶的淡卤水温度要尽可能稳定控制在60℃左右，流量应与原盐投放比例均衡等。
& & 4&&结语
& & 国内氯碱企业的不断新建和扩产，刺激原盐的产量也不断提高，机遇与挑战并存。用盐比例也发生了较大的变化，由原来的利用海盐为主逐渐转向使用井矿盐，随着井矿盐的生产技术日益成熟，到2010年井矿盐的产量有望超过海盐，海盐的市场将逐渐被井矿盐所代替，这也是国内烧碱用盐的发展趋势。
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盐水精制工艺的发展及应用
近年来，氯碱行业蓬勃发展，至2007年底，全国烧碱产能达到2150万t/a，居世界第一位，其中离子膜法生产装置占62.8%。由于离子膜法具有节能、低耗、清洁无污染、安全可靠、投资省、生产成本低等优点，该生产工艺在氯碱行业得到迅速推广。
& & 离子膜电槽对进槽盐水的质量要求非常高，盐水质量及指标的稳定对离子膜的运行寿命有着至关重要的影响。近年来，氯碱行业的盐水精制技术得到不断改进和创新，生产工艺也向流程简化、控制稳定、投资及运行费用省的方向发展。
& & 1&&盐水精制原理
& & 生产中，通过添加过量的Na2CO3和NaOH，与原盐或卤水中的Ca2+、Mg2+反应，加入BaCl2与过量的SO42-发生如下反应。
& & Ca2++CO32-→CaCO3↓
& & Mg2++2OH-→Mg(OH)2↓
& & Ba2++SO→BaSO4↓
& & 选择性地采用精制剂，使原盐中的各种杂质离子生成可分离的固体悬浮粒子，再通过自然沉降或过滤方法将这些粒子及其他固体杂质与盐水分离，达到盐水精制的目的。这些反应的完成程度取决于时间、温度和精制剂用量，而生成的CaCO3、Mg(OH)2、BaSO4粒径一般遵循正态分布原则，随着反应时间的延长以及絮凝剂的作用，峰值粒径越变越大。
& & 传统的分离工艺是在道尔桶中进行大颗粒自由沉降分离，再用α-纤维素吸附小颗粒后在碳素管中过滤分离。道尔桶中的沉降接近于自由沉降而遵循斯托克斯定律(V=gD2(ρs-ρ1)/18μ)。只有那些沉降速度V大于清盐水上升速度(0.4-0.8m/h)的粒子才能被分离。为加快沉降速度V，需增大颗粒直径D和固体颗粒与盐水的密度差(ρs-ρ1)，提高盐水温度，以降低盐水的黏度μ。由于盐水流量、温度及盐中杂质含量均会发生变化，导致峰值粒径发生变化。当沉降速度低于清盐水上升速度的粒子大量增加时，造成道尔桶返混而导致盐水不合格，缩短碳素管过滤器运行周期，使α-纤维素用量大增，盐水成本增加。
& & 2&&盐水精制新技术
& & 2.1&&有机聚合物膜过滤技术
& & 目前，行业内凯膜工艺的运用最成熟，该工艺降低了对原盐质量的要求，过滤精度稳定，并能实现全自动运行控制。与传统工艺相比，确保盐水质量稳定，并能大大降低劳动强度，被誉为氯碱行业盐水精制技术的一次革命。
& & 2.1.1&&凯膜盐水精制工艺流程
& & 凯膜技术源自人造血管技术，凯膜过滤器膜管是纯聚四氟乙烯管式多孔膜，该膜开孔率极高，孔径为0.22-0.50μm。在盐水介质中，采用表面过滤形式，可靠地截留粒径大于0.5μm的悬浮物。
& & 由于盐水中CaCO3易生成粒径大于0.5μm的结晶，而Mg(OH)2不易生成粒经大于0.5μm的结晶，BaSO4微粒阻住凯膜微孔后无法再生。因此，将CaCO3、Mg(OH)2、BaSO4分别在凯膜、上浮桶、沉清桶中去除。为防止有机物对凯膜的污染，流程中加入NaClO进行氧化，再用亚硫酸钠中和过量的NaClO。为了对沉淀粒子进行絮凝又加入FeCl3。所以整个流程显得比较复杂，但运行较可靠。
& & 凯膜工艺流程示意图见图1(略)。
& & 2.1.2&&工艺控制要点
& & 该工艺运行控制关键在于预处理系统的稳定，主要运行控制指标为NaOH过量0.1-0.3g/L、Na2CO3过量0.3-0.6g/L、FeCl3流量控制在5-15L/h(以预处理器浮泥呈灰白至淡浅黄色为宜)。
& & 2.2&&西恩过滤器盐水精制工艺
& & 西恩(CN)过滤器采用大颗粒自然沉降，悬浮小颗粒通过悬浮粒子滤层的吸附+过滤作用进行固液分离，即采用动态膜原理和深层过滤吸附相结合的方法，在滤层薄膜截留大部分小颗粒悬浮物后进入深层滤床去除余下的悬浮物，制得合格精盐水。考虑大颗粒自然沉降速度和悬浮小颗粒的吸附时间，要求通过CN过滤器的流速较低，故CN过滤器的体积较大，数量较多。其采用无介质反冲洗技术，不会出现过滤器堵塞和结垢现象，以保证长期的过滤效果。设备选用乙烯基树脂材料，滤料也是乙烯基树脂，耐腐蚀、维修工作量小、使用可靠性高。
& & 工艺流程示意图见图2(略)。
& & 化盐出来的粗盐水，经投加精制剂及助沉剂，在反应槽中充分反应后，自流入西恩过滤器(二级串联使用)，制得合格精盐水。
& & 工艺特点为流程短，布置紧凑，工艺控制简单；助沉剂加入的均匀性对过滤盐水质量有很大的影响；目前单套装置处理能力只能达到30m3/h，且盐水流量的变化会造成过滤盐水质量出现波动；运行功耗低，运行费用少。
& & 2.3&&无机陶瓷膜过滤技术
& & 陶瓷膜由无机材料加工而成，是一种固态膜。陶瓷膜具有自然多孔的陶瓷外层，此层作为附着在膜管内壁的膜层的支撑体。支撑体材料为α-Al2O3，质量分数≥99%，膜层材料采用ZrO2。膜孔通过高技术的高温工艺烧结而成。盐水精制工艺采用50nm陶瓷膜管，平均过滤孔径为40nm，且孔径分布窄，过滤后盐水中的SS可达到0.5×10-6左右。
& & 陶瓷膜盐水精制工艺流程见图3(略)。
& & 化盐桶出来的粗盐水经加入精制剂在反应槽内充分反应后直接泵送入陶瓷膜过滤器，过滤除去精制反应后大于50nm的悬浮粒子。只要反应桶体积足够大，反应时间足够长，Mg(OH)2、BaSO4绝大部分也能生成大于50nm的结晶，被陶瓷膜过滤掉。这就保证精盐水中的SS指标在1×10-6以下。由于陶瓷膜不怕有机物污染，不必加NaClO和Na2SO3，也不用加FeCl3或聚丙烯酸钠等絮凝剂，整个流程非常简单。不过，少量小颗粒BaSO4阻住陶瓷孔后将无法对膜进行再生，因此，除SO42-最好在淡盐水中进行。
& & 无机陶瓷膜过滤技术具有以下特点。
& & (1)陶瓷膜过滤器固液分离采用错流过滤方式，区别于终端过滤，系统连续运行，无需频繁进行冲洗及排渣。
& & (2)处理能力大。正常操作条件下，盐水通量大于800L(m2•h)，相同规模下，膜过滤面积大大减少。
& & (3)无机膜管不受酸。碱、氧化剂等影响，且过滤精度高，盐水质量稳定。
& & (4)流程短，设备少，占地面积小，工艺控制简单。
& & 3&&精制新工艺的比较
& & 2.1&&运行情况
& & 3种新工艺在行业内都有使用，其中凯膜工艺运用比较成熟，运行较稳定。另外2种新工艺从2006年开始在氯碱行业内推广。从运行情况来看，在精制反应控制完全的条件下，精盐水指标均能满足离子膜生产的要求，比较情况见表1。
& & 表1&&精制新工艺的比较情况&&10-6
项目& & & & 凯膜工艺& & & & 陶瓷膜工艺& & & & 西恩过滤工艺
SS& & & & &1.000& & & & &1.000& & & & &1.000
Ca2+& & & & 1.840& & & & 0.014& & & & 0.580
Mg2+& & & & &0.100& & & & &0.010& & & & 0.007
总铁& & & & 0.380& & & & 0.020& & & & 0.087
铝& & & &&&& & & & &0.020& & & &&&
& & 数据来源：福建湄洲湾氯碱、九江新康达化工、新疆石河子化工厂
& & 3.2&&投资费用
& & 20万t/a离子膜烧碱项目盐水装置总投资的初步询价及估算对比情况见表2(不含除SO42-智装置的投资)。
& & 表2&&盐水装置总投资对比情况&&万元
投资& & & & 凯膜工艺& & & & 陶瓷膜工艺& & & & 西恩过滤工艺
设备& & & & 1459.08& & & & 955.28& & & & 965.15
土建& & & & 548.08& & & & 309.16& & & & 270.92
电器、仪表& & & & 200.00& & & & 130.0& & & & 125.50
材料& & & & 320.00& & & & 220.00& & & & 220.00
安装& & & & 260.00& & & & 150.00& & & & 157.00
总投资& & & & 2787.16& & & & 1764.44& & & & 1738.57
& & 3.3&&运行费用
& & 运行费用比较情况见表3。
& & 表3&&新技术运行费用比较情况
项目名称& & & & 消耗& & & & 费用/(元•t-1)& & & & 合计/(元•t-1)
凯膜工艺& & & &&&& & & &&&& & & &&&
动力g/kW& & & & 326.5& & & & 6.53& & & &&&
NaOH(kg•t-1)& & & & 11& & & & 22.00& & & &&&
Na2CO3/(kg•t-1)& & & & 16& & & & 32.00& & & &&&
NaClO(10%)/(kg•t-1)& & & & 1.92& & & & 1.15& & & & 65.50
FeCl3/(kg•t-1)& & & & 0.432& & & & 0.78& & & &&&
Na2SO3/(kg•t-1)& & & & 0.1& & & & 0.28& & & &&&
膜消耗/m2& & & & 300& & & & 2.76& & & &&&
陶瓷膜工艺& & & &&&& & & &&&& & & &&&
动力电/kW& & & & 304.5& & & & 6.09& & & &&&
NaOH/(kg•t-1)& & & & 11& & & & 22.00& & & & 62.27
Na2CO3(kg•t-1)& & & & 16& & & & 32.00& & & &&&
膜消耗/m2& & & & 150& & & & 2.18& & & &&&
西恩过滤工艺& & & &&&& & & &&&& & & &&&
动力电/kW& & & & 114.5& & & & 2.29& & & &&&
NaO/(kg•t-1)& & & & 11& & & & 22.00& & & &&&
Na2CO3(kg•t-1)& & & & 16& & & & 32.00& & & & 57.74
助沉剂& & & &&&& & & & 1.00& & & &&&
滤料& & & &&&& & & & 0.45& & & &&&
& & 4&&结语
& & 从对比情况来看，陶瓷膜及西恩过滤工艺相对凯膜工艺流程更简化，控制更简单，从而在投资及运行费用上也更省。由于陶瓷膜及西恩过滤技术的固液分离技术不同，西恩过滤器出水质量会有波动，而陶瓷膜工艺动力电消耗较高，据了解，最近工艺已改进，消耗有所降低。总之，这2种新工艺的创新及不断改进，为氯碱企业提供了全新的盐水精制技术，也必将为企业的生产经营带来显著的经济效益。
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无机水合盐相变材料Na2SO4&#O的研究进展
& & 利用相变材料(Phase change materials)的相变潜热进行能量(热能和冷能)的贮存和应用是近年来引起应用化学家和能源环境学家广泛重视的研究课题。相变材料主要包括无机类(结晶水合盐、熔融盐等)、有机类(石蜡类、酯酸类等)以及复合类等。Na2SO4&#O是一种典型的无机水合盐相变储能材料，俗称芒硝，白色或五色透明晶体，单斜晶系，呈芒状或颗粒状小晶体的集合体，或呈硬壳状和微密盐块状，密度1.4-1.5g/cm3，硬度莫氏标度1.5-2.0级，具有玻璃光泽，熔点32.4℃，易风化，味苦咸，溶于水，不溶于乙醇。Na2SO4&#O属于低温储热材料，有较高的潜热(254kJ/kg)和良好的导热性能、化学稳定性好、无毒、价格低廉，是许多化工产品的副产品，来源广，因合适的相变温度，能用于贮存太阳能、各种工业和生活废热，与其它无机盐(如NaCl)形成的低共熔盐的相变温度可控制在20-30℃范围内。这一温度范围是人们生活和仪器、仪表正常工作的最佳温度区间。因此Na2SO4&#O以其优越的性能，成为很具吸引力的潜热储热材料。
& & 1&&Na2SO4&#O的过冷和相分离现象
& & 作为相变材料，大多数水合盐都有过冷和相分离现象。经过加热-冷却循环后无机水合盐的过冷及相分离现象，一直以来都是水合盐类潜热式储热技术需要解决的最主要的难题。所谓过冷，即液相的水溶液温度降低到其凝固点以下仍不发生凝固，这样就使释热温度发生变动。在其储热后由结晶态变为液态时，因过冷不结晶就不能释放出所储存的潜热，而且由于过冷，液体随温度降低粘度不断增加，阻碍了分子进行定向排列运动，从而使其在过冷程度很大时形成非晶态物质，相应减小相变潜热。所谓相分离，即指结晶水合盐在使用过程中的析出现象。其成因和现象可简述如下：当(AB•mH2O)型无机盐水合物受热时，通常会转变成含有较少摩尔水的另一类型AB•pH2O的无机水合盐，而AB•pH2O会部分或全部溶解于剩余的(m-p)摩尔水中。加热过程中，一些盐水混合物逐渐地变成无水盐，并可全部或部分溶解于水(结晶水)。若盐的溶解度很高，则可以全部溶解，但如果盐的溶解度不高，即使加热到熔点以上，有些盐仍处在非溶解状态，此时残留的固态盐因密度大沉到容器底部而出现固液相分离。
& & 同样，Na2SO4&#O也存在过冷和相分离现象。Na2SO4&#O的熔点为32.4℃，但其过冷度达十几摄氏度，从热力学的角度来说，过冷是液相变为固相的推动力，而过冷现象对于相变储热非常不利。Na2SO4&#O的相变储热循环过程可表示为：
& && && && && & TC=342℃
& & Na2SO4&#O←——→Na2SO4(S)+饱和溶液
& & 将Na2SO4&#O升温到其转熔温度(32.4℃)时，发生不一致熔化，即63%的无水硫酸钠溶解在结晶水中，成为浓度为33.2%的饱和溶液，另外37%的无水硫酸钠不能溶解。由于该溶液与无水硫酸钠的密度(分别为1350kg/m3和2680kg/m3)相差较大，在重力作用下，元水硫酸钠会沉降到容器底部，出现固液分层现象。因此要使Na2SO4&#O在储热中得到应用，必须采取措施解决其过冷和相分离现象。
& & 到目前为止，解决Na2SO4&#O过冷的主要方法是添加成核剂法和冷指法。成核剂可作为结晶生成中心的微粒，使在凝固点时顺利结晶，减少或避免过冷的发生。成核剂的寻找很困难，一般来说是选择与该种水合盐具有相同晶型、相似原子排列、两者的晶格参数相差在15%以内的物质作成核剂，或通过试验来选择。可作Na2SO4&#O成核剂的物质有Na2S4O7&#O(硼砂)、Ni2S4O7&#O和(NH4)2B4O7&#O等(见下面详细分析)。冷指法即相变过程中保留部分固态Na2SO4&#O，以这部分未融化的Na2SO4&#O作为成核剂。
& & 为了防止在熔化时固液相的分层(包括成核剂由于密度的差异沉在容器底部而不能有效地起成核作用)，需要加入一定量的增稠剂或悬浮剂(有时一起加)。增稠剂的作用是提高溶液的粘度从而阻止水合盐聚集，但并不妨碍相变过程；悬浮剂是将析出的无水Na2SO4和成核剂均匀地分散在体系中，使它们与溶液充分接触。常用的增稠剂是活性白土、PCA(聚羧酸)、YDS-1(一种水溶性的线性高分子，并可交联形成水凝胶)、CMC(羧甲基纤维素)等。常用的悬浮剂有木屑和白碳黑等。有时，为了控制无水Na2SO4和Na2SO4&#O的晶体粒度，使晶体细小、均匀，可增加一定量的AACP(丙烯酰胺/丙烯酸共聚物)或SHMP(六角偏磷酸钠[(NaPO3)6]作为晶体结构改变剂。
& & 2&&Na2SO4&#O的国外研究情况
& & 国外对结晶水合盐的研究在20世纪70年代就已经开始，80年代研究已经达到高峰。Telkes在核化的经典研究中测试了Na2SO4&#O的几种同构成核剂晶格参数(见表1)。研究结果指出，与Na2SO4&#O晶格参数非常接近的同构盐因太易溶，故不能作为成核剂。PbWO4无效，它的晶格参数与附着盐的偏差大于15%，硼砂(Na2SO4&#O)与Na2SO4&#O的适应性良好，溶解也有限，事实证明是一种很好的成核剂。
& & 表1&&Na2SO4&#O的几种同构成核剂晶格参数
& & Table 1&&Crystal lattice data for isomorphic nucleating agents of Na2SO4&#O
晶体& & & & a& & & & b& & & & c& & & & γ
Na2SO4&#O& & & & 1.116& & & & 1& & & & 1.238& & & & 107°45′
Na2SO4&#O& & & & 1.106& & & & 1& & & & 1.238& & & & 107°54′
Na2SO4&#O& & & & 1.113& & & & 1& & & & 1.213& & & & 107°43′
Na2SO4&#O& & & & 1.114& & & & 1& & & & 1.159& & & & 106°35′
PbWO4& & & & 1.344& & & & 1& & & & 1.114& & & & 107°33′
& & Biswas研究表明：在Na2SO4&#O中加入3%(质量分数)的硼砂后，经几次熔化-冻结循环后的储热量就降为原先的25%，但若在加入硼砂的Na2SO4&#O中再加入适量的增稠剂活性白土(Attapulgite clay)，则在经历了许多次加热冷却循环后，储热容量仍能保持原先值的50%。
& & 年Marks发表的论文指出，通过控制Na2SO4和Na2SO4&#O在稠化十水硫酸钠相变混合物中的晶体粒度，能使贮热容量显著提高。其具体方法是：①加入1%像丙烯酰胺/丙烯酸共聚物(AACP)和六角偏磷酸钠(SHMP，(NAPO3)6]之类的晶体结构改变剂；②使用聚羧酸(PCA)增稠剂。在多达1600次冻熔循环中已获得理想蓄热量理论值的67%-82%，且蓄热容量高于197kJ/kg，有效地克服了导致蓄热介质失效的因素，抑制了混合物的沉淀分离，防止了大晶粒的生成，增大了稠化剂的强度，保证了可逆反应，同时正确地解释了蓄热循环中热能存储损耗的原因，大大增加了这种相变材料中极小Na2SO4晶粒的晶核表面积，从而增强了溶解性。增稠剂的作用是将相变体系分散成一系列完全小的体积，这种分散体系的临界值为150-200μm。这样，在完成结晶时，就为Na2SO4和剩余溶液的重结晶提供了空间和途径，使十水化合物足以在结晶循环期间充分结晶。Herrick的研究表明，如果将Na2SO4&#O置入以缓慢速度旋转的圆筒内，则在没有负荷的情况下，当经历了200次周期性溶解-冻结循环后，其相变潜热和性能几乎未减小和降低；在有负荷(313W/m2的热流密度从圆筒外壁取走热量)的情况下，相变潜热可达理论值的67%，过冷度小于1.5℃。Herrick认为，转动着的圆筒具有球磨机的作用，虽然转速很慢(3r/min)，在不经历熔解-冻结循环时，明显地减小了颗粒的尺寸；而熔解-冻结循环过程中，十水硫酸钠的颗粒尺寸增大，正是这两个对颗粒尺寸起相反作用的效果才使得十水硫酸钠在经历长期加热-冷却循环后仍保持良好的性能。Herrick继续指出，当存放相变储热材料的圆筒以5r/min的速度旋转和采用不同质量百分比混合时，都能得到较好的结果。Herrick所用的混合物质量百分比见表2。具体做法是，按预定的质量百分比将硫酸钠与农用硼砂混合后，将混合物研磨成粉末状，再按比例加水。Shurcliff认为，转动着的圆筒除具有球磨机的作用外，还将使十水硫酸钠在冻结过程中的重力效应减到最小，而粉状化了的干硼砂也可将相变材料的过冷效应降到最低。
& & 表2&&混合物质量百分比
& & Table&&2&&Percent of weight for compounds
编号& & & & 硫酸钠/%& & & & 水/%& & & & 硼砂/%
1& & & & 42.5& & & & 55.0& & & & 2.5
2& & & & 43.14& & & & 55.7& & & & 1.16
3& & & & 43.4& & & & 55.65& & & & 0.95
在应用方面，法国ELF-Union公司采用Na2SO4&#O作相变材料制成储热装置，每1.7t相变材料可供100m2房间的取暖之用。日本人在玻璃窗内侧设置了集热、蓄热、放热屏障墙，其具体做法是：将许多芒硝装进玻璃管内，然后水平放在木框中，并使之固定在玻璃窗的内侧，白天有日照时芒硝熔化，而傍晚因绝热板放在屏障墙与玻璃之间，故屏障墙向室内放热。另外，Marliacy进行了十水硫酸钠结晶过程的热动力学分析。国外对Na2SO4&#O的研究还有一些综述性文献报道。
3&&Na2SO4&#O在国内的研究
& & 国内从20世纪80年代开始相继展开了Na2SO4&#O作为相变储热材料的研究。阎立诚的研究表明，没有加成核剂的Na2SO4&#O，其过冷度约为10℃；在Na2SO4&#O中加入3%左右的硼砂(NNa2SO4&#O)作成核剂，能起到较好的成核作用，使过冷度降低到2℃左右，配以一种叫YDS-1型的材料作增稠剂(该材料是水溶性的线性高分子，并可交联形成水凝胶)进行冻熔循环实验，500次循环后相变潜热衰减率为6.5%，1000次循环后相变潜热衰减率已达25.3%。
& & 丁益民对水合盐用作相变储热材料的成核原理进行了研究。研究结果表明：当成核剂与水合盐的晶格参数相差在15%以内时，能很好地起到成核作用。以Na2SO4&#O为研究对象，在其中加入不同含量(1%-6%)的硼砂(Na2SO4&#O)和4%的PbWO4作成核剂进行了过冷度的对比试验，研究结果表明：4%的PbWO4作成核剂时效果不佳，过冷度高达13℃。硼砂作成核剂的效果要好得多，但硼砂含量过高和过低都不利于过冷度的控制，含量为3%时，成核效果最好，40次循环后，Na2SO4&#O的过冷度都在2.4℃以下。
& & 马江生对Na2SO4&#O作为相变材料进行了相变脱水差热分析，测得的热谱图上显示出4个吸热峰，研究结果认为：第一吸热峰失重相当1.9个结晶水，第二吸热峰失重相当3.1个结晶水，第三吸热峰失重相当5.1个结晶水，第四吸热峰失重相当10个结晶水。加入不同的添加剂，对Na2SO4&#O在40-42℃的恒温下进行13h的连续测试，以观察相变材料的储热能力。研究结果显示，适量添加剂的Na2SO4&#O相变储热材料在上述温度范围内可工作10h以上，而本身温度变化不大，基本上维持在32-35℃之间，表现出较高的储热能力。该文献还报道了Na2SO4&#O的一些热物理性质：固相真比热印：为2.72kJ/(kg•℃)、固相导热系数λS。为0.50W/(m•℃)、液相导热系数λS，为0.73W/(m•℃)、固相导温系数αS为1.28×104m2/s、液相导温系数αi为1.77×104m2/s。
& & 焦小浣采用DSC法测试了Na2SO4&#O的熔化热与保温时间的关系，研究结果表明：①熔化热值开始随保温时间延长而增大较快，随后增长幅度变小并趋平坦，此时结晶过程趋于完全，所测的熔化热可作为标准熔化热；②不同组分的样品(非多元共熔体)，其标准熔化热也不同，其值与Na2SO4&#O的百分含量成正比。
& & 皮启铎讨论了差动热分析(DSC)在低温下测定十水硫酸钠熔化热的特点及局限性，对多次熔冻循环相变材料的最佳测定方法进行了研究，并对测定误差作了分析。研究结果表明：同一体系的水合盐，在不同深度处单位体积或单位质量的熔化热不同，不同体系的蓄热材料在其他条件相同时容器装料高度不同，则单位体积或单位质量熔化热不同，蓄热材料的热容含量及衰减状况不仅与熔冻次数有关，而且与熔化和冷冻深度及持续时间有关。
& & 冯海燕通过差热/热重联机(DTA/TGA)和差示扫描量热法(DSC)测定Na2SO4&#O的失水过程，对水合盐脱水过程几种可能的类型进行了探讨。研究表明，低温(100℃以下)水合盐脱水有两种类型：一种直接失去气态水，另一种先脱去液态水再进一步变为气态水，并从热力学上理论分析了两类脱水过程的原因。
& & 4&&Na2SO4&#O的一些低共熔混合物的性能研究
& & 所谓低共熔混合物即共晶盐相变材料EPCM(Eutectic Phase change materials)，是指2种或2种以上物质组成的具有最低熔点的混合物。低共熔混合物具有与纯净物一样的明显的熔点，在可逆的固-液相变中始终保持相同的组分。相变储能材料应用中，低共熔混合物是比较理想的相变材料。
& & 胡起柱采用步冷曲线法对三元体系Na2SO4-NaNO3-H2O中的Na2SO4&#O-NaNO3多温截面进行了研究，作出了该截面的相图。该截面在74.1℃、24.3℃和13.0℃分别有一个四相转熔反应。阎立诚考虑在Na2SO4&#O中加入能与其形成共熔混合物杂质NaCl，制备了一系列NaCl含量不同的储热材料样品，并测定了它们的相转变点和储热能力。结果表明：随NaCl质量百分比的不断增大，材料的相转变点不断降低，储热能力也相应降低，但是在NaCl含量为13%左右时，出现例外，其储热量骤然增大。作者对此现象的解释是，在该比例时，NaCl与Na2SO4&#O形成了一个稳定的共熔体。孙鑫泉在Na2SO4&#O中加入一定比例的NaCl、硼砂(成核剂)、CMC(增稠剂)、木屑或白碳黑(悬浮剂)、HMP盐(晶习改变剂)和水等，形成低共熔混合体系，采用正交设计试验法，通过测定多次循环后的熔点、熔解热等指标，寻找最佳配比。研究结果表明，该体系的最佳组成为4%硼砂+7%木屑(或白碳黑)+2%CMC+0.2%HMP以及一定量的NaCl。主要研究结果见表3。
& & 表3&&Na2SO4&#O-NaCl共晶体系测试结果
& & Table 3&&Test results for Na2SO4&#O-NaCl eutectic system
Na2SO4&#O-NaCl共晶体系熔点/℃& & & & 条件& & & & 循环次数& & & & 熔解热/(J/g)
29-29.5& & & &&&& & & & 192& & & & 143.6
& & & & 木屑作悬浮剂& & & & 306& & & & 138.2
& & & &&&& & & & 400& & & & 125.6以下
& & & & 白碳黑作悬浮剂& & & & 400& & & & 139.8
& & & &&&& & & & 1500& & & & 仍有125.6
22& & & &&&& & & & 600& & & & 125.6
20& & & &&&& & & &&&& & & & 104.7-125.6(不宜实用)
& & 焦小浣在Na2SO4&#O中加入不同比例的NaCl和硼砂(成核剂)，进行了熔化热随时间变化的研究，结果表明二元共熔体的初始熔化热(保温时间等于或接近于零的熔化热)只达各自的50%左右，NaCl的添加使初始熔化热降低较大。谢全安采用微量量热法，利用Calver低温微量量热计对Na2SO4&#O与NH4Cl共晶相变蓄冷材料进行了热化学研究的工作。在不同实验条件下，测定出共晶盐相变材料的相变热为118.19J/g，固体平均比热容为5.56J/(g•℃)，液体平均比热容为14.38J/(g•℃)。测试结果还表明，随着悬浮剂的加入，材料的相变热增大；所测得的升温DSC曲线的相变热略高于降温过程的相变热，笔者还测得了材料在4.5℃、5.5℃、6.5℃和7.5℃下的等温DSC数据。以Avrami方程作数据处理的结果表明，该方程可以较好地描述该体系的结晶过程。温度的降低，成核剂的适量加入，都将导致Awami方程速率常数逐渐增大。数据处理解得过程的活化能为953.6kJ/mol。数值为2.32-2.43的Avrami方程时间指数表明该体系的结晶过程应为三维依热成核机理，显微照相的图像结果亦证实了这一结论。该研究表明了以微量量热法进行新型相变蓄冷材料的研究与开发的有效性。
& & 徐玲玲研究了Na2SO4&#O体系、Na2SO4&#O体系及其复合体系的相变特性，测定了升温曲线和降温曲线，并初步探讨了解决体系中分层和过冷现象的措施。研究结果表明，Na2SO4&#O体系的相变温度为33℃左右，由于它是一个不一致溶化化合物，易产生分层现象，采用的增稠剂CMC可以显著改善分层现象。该体系有轻微的过冷现象存在。Na2SO4&#O体系的相变温度约为35℃，冷却过程中没有分层现象，但过冷现象严重。3%硼酸+3%硼砂对改善该体系的过冷度有一定作用，但效果不佳。结合两个体系的实验结果，尝试了将Na2SO4&#O体系与Na2SO4&#O体系进行复合以期得到新的相变特征，80%Na2SO4&#O+20%Na2SO4&#O复合体系的相变温度为28-29℃，重复实验结果表明该体系重复性好，相变温度稳定，分层和过冷现象基本消除。
& & 国内外相关文献对Na2SO4&#O的热物性进行了实验测试，现综述于表4。
& & 表4&&Na2SO4&#O热物性
& & Table 4&&Thermophysical performances for Na2SO4&#O
熔点/℃& & & & 32.4，32.38，31，33
熔解热/(kJ/kg)& & & & 254，251.1，251
饱和溶液密度/(kg/m3)& & & &
固体密度/(kg/m3)& & & &
硬度& & & & 1.5-2.0
固相真比热/(kJ/(kg•℃))& & & & 2.72
固相导热系数/(W/(m•℃))& & & & 0.50，0.544
液相导热系数/(W/(m•℃))& & & & 0.73
固相导温系数/(×104m2/s)& & & & 1.28
液相导温系数/(×104m2/s)& & & & 1.77
& & 有关Na2SO4&#O的DSC、DTA、TGA、DTGA经典测试图以及Na2SO4&#O及其共晶盐的相图和多温截面图摘录如下：图1(略)为文献测试出的Na2SO4&#O的DTA/TGA/DTGA曲线，图2为文献测试出的Na2SO4&#O的DSC曲线。图3(略)为文献采用步冷曲线法测出的Na2SO4&#O-NaNO3多温截面图，图4(略)为文献和文献报道的Na2SO4&#O体系的二元相图。
& & 5&&结语
& & (1)将Na2SO4&#O作为相变材料的研究主要集中在成核剂和增稠剂的选择，且重复性很多，结果也有所不一，这可能是由于实验条件以及所用试剂的规格不同等各种因素造成的。研究较多的成核剂主要是硼砂，增稠剂相对集中在CMC(羧甲基纤维素)。
& & (2)对Na2SO4&#O无机共晶盐的研究主要有Na2SO4&#O-Na2HPO4&#O、Na2SO4&#O-NH4Cl、Na2SO4&#O-NaCl以及Na2SO4&#O-NaNO3等体系，而且都取得了较好的研究效果，主要表现在过冷现象基本控制，熔化潜热较大，这可能是由于共晶盐作为相变材料的优点所在。对Na2SO4&#O有机共晶盐的研究相对较少。
& & (3)整体研究水平大都还停留在试验阶段，商业化应用不多，其原因还是过冷和相分离现象。因此今后要对水合盐的过冷和相分离从成核机理进行更为透彻的研究。现在纳米技术在相变材料的制备上已有应用，笔者认为可以尝试进行在微纳米多孔限域作用下的水合盐成核结晶研究。
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不错，是好文章，很有启发。
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机械蒸汽再压缩式蒸发器（MVR），是将二次蒸汽经压缩机压缩后，使加热热量得到循环利用。该系统能耗低，结构简单，运行稳定，无需冷凝器、冷却塔等设备，也无需生蒸汽、冷却水等公用工程。该技术也适用于企业原有的多效蒸发系统的改造。以每年蒸发量为10吨/小时的蒸发器为例，MVR运行费用比三效蒸发器的节省367.2万元。
技术特点：
1）低能耗、低运行费用；
2）占地面积小；
3）公用工程配套少，工程总投资少，
4）运行平稳，自动化程度高；
5）无需原生蒸汽；
6）可以在40℃以下蒸发而无需冷冻设备，特别适合于热敏性物料。
技术参数：
1）蒸发一吨水需要耗电为23-70度电；
2）可以实现蒸发温度17-40℃的低温蒸发（无需冷冻水系统）；
3）无需生蒸汽；
4）无需冷凝器以及冷却水。
应用推广情况：
■ 蒸发浓缩
■ 蒸发结晶
■ 低温蒸发
从蒸发器出来的二次蒸汽，经压缩机压缩，压力、温度升高，热焓增加，然后送到蒸发器的加热室当作加热蒸汽使用，使料液维持沸腾状态，而加热蒸汽本身则冷凝成水。这样，原来要废弃的蒸汽就得到了充分的利用，回收了潜热，又提高了热效率，生蒸汽的经济性相当于多效蒸发的30效。为使蒸发装置的制造尽可能简单和操作方便，经常使用单效离心再压缩器，也可以是高压风机或透平压缩器。这些机器在1：1.2到1：2压缩比范围内其体积流量较高。对于低的蒸发速率，也可用活塞式压缩机、滑片压缩机或是螺杆压缩机。
　　蒸发设备紧凑，占地面积小、所需空间也小。又可省去冷却系统。对于需要扩建蒸发设备而供汽，供水能力不足，场地不够的现有工厂，特别是低温蒸发需要冷冻水冷凝的场合，可以收到既节省投资又取得较好的节能效果。
我公司是专业制造mvr蒸发器的企业
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很不错的资料，谢谢提供。
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很好的材料，希望多发一些这方面的材料
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好是好，不过能否用附件形式，这样看起很累
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呵呵，是不错，长不少见识！
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无机化工，看似简单，其实很深奥！！！
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谢谢提供的资料，很有用的
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好东东，又长见识了，多谢楼主，啊啊
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不错，是好文章，很有启发
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