技术领域：
本发明涉及一种用硫酸钠型的卤水实现全卤离子膜制烧碱并副产元明粉的工艺方法。
技术背景：
近年来，由于氯碱行业连续扩产和新建项目，氯碱行业产能发展过快，供大于求的市场日益严重。同时由于国家加大了对环保的执法力度，一些氯碱的下游行业进行了结构调整，造成了氯碱企业氯碱产品销售不畅，装置开工率下降、库存积压、价格下浮，企业效益下降，加上原材料、燃料、电力、蒸汽价格上涨，更是雪上加霜。各氯碱生产企业，为了提高企业综合经济效益，采取了各种措施，包括加强生产过程控制管理，采用有效的节能降耗新设备、新技术，提高产品质量等，但限于当前装备水平和技术水平，在生产过程中控制成本效果越来越不明显，因此降低原料成本已成为氯碱企业生存与发展的关键。无论是传统的隔膜制烧碱工艺还是传统的离子膜制烧碱工艺都是以固体用原盐为原料，采用隔膜法或离子膜电解饱和食盐水而制成烧碱的。基于岩盐的水采成本低，固体原盐和卤水之间存在较大的价差，在有岩盐资源的地方，用卤水代替原盐生产烧碱是降低原料成本的有效措施之一，因此国内外对全卤制碱技术一直十分关注。
采用全卤隔膜法制碱技术，国外已超过半个世纪，国内也有三十余年的历史。1990年以后国内的全卤隔膜法制碱厂相继投产。虽然隔膜法实现了全卤制碱技术，但由于其自身工艺的原因，与离子膜制碱工艺相比，其产品质量不高，能耗高，环境污染严重。因此，随着离子膜制碱工艺成为制碱主流技术后，如何在离子膜制碱工艺中实现全卤制碱技术，以进一步降低生产成本就成为了各离子膜制碱企业极为关心的问题。
对比全卤隔膜法电解制烧碱工艺，结合离子膜法工艺的特点，全卤离子膜制烧碱工艺存在两个技术难题：一是淡盐水的重饱和再利用问题。氯化钠含量大于310g/l的饱和卤水经过电解槽电解后，将排出氯化钠含量约在210g/l的淡盐水。目前，一般离子膜制烧碱企业是采用固体原盐为原料，排出的淡盐水和淡水送往化盐槽，加入固体原盐饱和，经净化处理达到要求后，再送到电解槽电解，而全卤离子膜制碱就是要在不外购固体原盐的情况，解决排出的淡盐水循环利用的问题；二是硫酸钠脱除问题。硫酸钠型卤水经过长时间电解后，硫酸钠会富集，硫酸钠含量高会阻碍cl—的放电，同时硫酸根会在阳极放电产生氧气，消耗电能，降低电流效率，因此对于硫酸钠型矿卤，必须去除送入电解系统中盐水中的硫酸根(通常要求其质量浓度小于5g/l)。因此，如何解决淡盐水饱和再利用和卤水中硫酸钠富集是硫酸钠型矿卤全卤离子膜制碱能否实现的关键。为了实现全卤制碱，各离子膜制烧碱企业纷纷研究开发 相关技术来解决淡盐水饱和再利用和硫酸根富集问题。
对于淡盐水饱和再利用问题，目前已经开发并得到应用的技术有：
(1)膜过滤法：使淡盐水通过膜，利用膜只允许水分子通过，过滤掉部分水，得到饱和的氯化钠溶液，此种方法能耗低，但在氯碱行业的应用上还有许多技术难题还未突破；
(2)蒸发浓缩法：通过多效蒸发或机械热压缩技术将淡盐水浓缩至饱和，不足部分补充卤水。闫成林在《机械热压缩技术在全卤制碱工艺中的应用》中介绍了实现全卤制碱的一些方法，结合重庆市映天辉氯碱化工有限公司的资源情况，对该技术在全卤制碱工艺中的应用作了全方位的分析。该法蒸发浓缩效果好，但淡盐水浓缩后，一些二次盐水除不掉的杂质会富集，需定期排往卤水贮槽，进行一次盐水处理。
(3)淡盐水返井法：将地下盐矿当成一个巨大的化盐池，使淡盐水饱和，然后送往一次盐水处理。如齐文兵在《全卤离子膜制碱技术的改进研究》中介绍了河南神马氯碱发展有限公司实现全卤离子膜制碱工艺所采取的技改措施。该公司从自备矿井至氯碱发展有限公司一次盐水界区敷设了输卤、淡盐水返井双线段。卤水直接由管道输送至该公司一次盐水卤水储罐内。电解后的淡盐水不再进入化盐系统，由泵通过返淡盐水管道进入盐矿进行溶盐采卤后返回系统。此法的局限性在于矿井与氯碱厂为同一企业，且两者之间相距较近。
(4)卤水蒸发法：此法是将卤水蒸发析出盐，盐浆和淡盐水混合至饱和。黄泽茂在《离子膜烧碱装置水平衡及卤水利用方案的选择》中介绍了直接掺卤、淡盐水浓缩后掺卤以及原料卤水真空制盐热法脱硝后再使用全卤，经过比较，认为卤水真空制盐热法脱硝后再使用全卤制碱是较优的方案。
对于解决硫酸根富集问题，目前主要应用的技术有：有氯化钡法、氯化钙法、冷冻法和膜法除硝。
(1)钡法除硝是向卤水中加入氯化钡溶液与硫酸根反应，将卤水中的硫酸根以硫酸钡沉淀的形式除去。该方法具有投资少，操作简单，对于硫酸根含量超标不太多的卤水具有较好的去除效果。但由于氯化钡价格相对较高，硫酸根含量高的卤水不宜采用，且加入的氯化钡不能过量，因为过量的氯化钡在电解槽中会与电解产物naoh反应生成ba(oh)2沉淀，堵塞膜孔隙，降低电流效率。
(2)钙法除硝是用氯化钙去除硫酸根的方法。该法投资少，处理成本低，但工艺指标稳定性欠佳，操作难度增大。
(3)冷冻法除硝是利用低温条件下硫酸钠溶解度随温度变化明显，而氯化钠溶解解随温度变化不明显的原理，使盐硝分离，并将冷冻的芒硝作为副产品出售。该法工艺复杂一些，投资也相对大一些，当淡盐水中硫酸根含量高时，优势明显。
(4)膜法除硝是利用特制的膜阻隔2价离子的原理，采用膜分离技术去除卤水中的硫酸根。纪祥娟在《提高掺卤比例，降低原盐消耗》中讨论了盐水中硫酸根含量对掺卤比例的影响，提出采用膜法脱硝工艺除去硫酸根。运用膜法脱硝工艺运行一年多以来，脱除淡盐水中硫酸根的效果好，副产品芒硝的质量也很好。
采用钡法脱硝和钙法脱硝虽然能除去淡盐水中累积的硫酸根，但同时也引进了钡和钙离子，增加了卤水的精制成本。所以适合淡盐水脱硝的方法主要是冷冻脱硝和膜法脱硝，由于膜法脱硝的投资成本仅为冷冻脱硝的三分之一，越来越多的氯碱厂用膜法脱硝来处理淡盐水中的硫酸根。
目前，离子膜制烧碱企业多采用上述的淡盐水饱和再利用技术和脱硝技术经过不同组合方式来实现全卤制碱，最常见的是蒸发浓缩法和膜法脱硝的组合方式。专利申请公开号为cn102344219a《一种全卤制碱的方法》中提供了一种全卤制碱的方法，通过对淡盐水膜法脱硝后蒸发浓缩、树脂处理得到二次盐水，达到淡盐水回收的目的。该方法虽然表面上实现了全卤制碱，但膜法脱硝后的高硝淡盐水中的硫酸根如何处理是个难题，没有从根本上解决硫酸根富集的问题。
热法盐硝联产是利用高于常温下，nacl—na2so4—h2o体系中nacl的溶解度随温度的升高而增加，na2so4的溶解度随温度的升高而降低的特点，采用“低温析盐，高温析硝”的方法生产盐和元明粉，其原料卤水是氯化钠为280—290g/l，硫酸钠20—30g/l的硫酸钠型卤水。该法工艺简单，产率高，品质好，在国内得到了大规模的应用。但由于地下盐岩中硫酸钠含量较氯化钠相比较低，硫酸钠的蒸发热经济性较差，能源消耗大，生产成本高，因此，节能降耗、提高原料卤水中芒硝的含量、降低生产成本是我国盐硝联产工艺需要解决的问题。
由以上介绍结合目前生产实际来看，氯碱企业和井矿盐企业互相独立，生产工艺、物料及能源流程互不联系，自成体系，两种生产优势没有得到完全发挥，而且劣势展现无遗。
为了发展盐化工，延长产业链，提高盐碱一体化程度，江苏省制盐工业研究所联合江苏井神盐化股份有限公司组织技术力量对离子膜制烧碱工艺和盐硝联产工艺进行了科学的分析研究，利用离子膜制烧碱排出的高硝卤水中硝含量高的特点，充分发挥这两种工艺的优势，提出了硫酸钠型卤水全卤离子膜制烧碱副产元明粉的工艺。该工艺是以离子膜制烧碱工艺为主体，与膜法脱硝、盐硝联产热法脱硝工艺有机结合，不但实现了真正意义上的全卤离子膜制烧碱工艺，还能充分回收利用卤水中硫酸钠制成元明粉出售，没有大量的含盐废水排放，基本上实现了循环经济和清洁生产。
技术实现要素：
针对硫酸钠型矿卤实现全卤离子膜制烧碱的技术难题，本发明的目的解决在不外购固体 原盐的情况下，将离子膜制烧碱、膜法脱硝、盐硝联产热法除硝工艺有机结合起来，集成创新为硫酸钠型矿卤全卤离子膜制烧碱工艺，运用合理的工艺路线和工艺参数，解决淡盐水重饱和循环再利用和卤水中硫酸钠富集问题，变废为宝，基本实现了清洁生产，同时节能降耗，保护了环境，促进了生产的可持续发展；解决了淡盐水重饱和循环再利用技术和硫酸钠富集处理新工艺的技术难题。
本发明的一种硫酸钠型卤水全卤离子膜制烧碱副产元明粉的工艺包括：
(a)原料卤水泵入一级反应罐中，通过计量泵加入naoh和na2co3溶液去除卤水中的ca2+和mg2+，经沉降器沉降后溢流入一次精制盐水贮桶，得到一次精制盐水；
(b)来自一次精制盐水贮桶的一次精制盐水与来自化盐工序的饱和盐水混合后泵入贮罐中，经泵送至过滤器(优选碳素管过滤器)过滤，过滤器出口的盐水管路上加入盐酸(优选浓盐酸，例如25-35％浓盐酸)，调节ph值7.5-10，优选8-9，经过(例如板式换热器)预热后进入螯合树脂塔(用于选择性吸附二价金属离子，例如型号d403)精制得到二次精制盐水；
(c)二次精制盐水送至离子膜电解槽进行电解(离子膜制烧碱)，得到半成品烧碱、氢气、氯气的同时，产生大量的淡盐水；
(d)淡盐水加入盐酸(优选浓盐酸，例如25-35％浓盐酸，浓盐酸的量优选是淡盐水的0.5-5质量％，优选1-3质量％)后泵入脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为82.7—90.7kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，脱除淡盐水中的游离氯；从脱氯塔出口管口上加入盐酸调节ph值至7.5-10，优选8-9，再加入淡盐水质量0.1-2％，优选0.3-1.5％的亚硫酸钠溶液，循环反应(例如1-4小时)后，与空气压缩机送来的压缩空气充分接触曝气，使淡盐水中的游离氯脱除干净；
(e)脱氯后淡盐水再送至膜法分离工序分离得到高纯淡盐水和高硝淡盐水；高硝淡盐水与原料卤水或制盐母液一同送至盐硝联产装置，进行盐硝分离实现热法除硝，盐硝联产得到元明粉，得到的固体盐与高纯淡盐水一同送至化盐工序，制成饱和盐水，再与一次精制盐水送至二次精制盐水工序。
优选地，在步骤(a)中，控制naoh过碱量在0.1-0.3g/l，na2co3过碱量在0.3-0.5g/l。
优选地，在步骤(b)中，一次精制盐水与来自化盐工序的饱和盐水按照1：1.5-8，优选1:3-5的质量比进行混合。
优选地，步骤(e)中，高硝淡盐水与原料卤水或制盐母液的质量比是1：0.3～10，优选1：0.5～8，更优选1:0.8～7。
其中，一次精制盐水中，nacl：280-320g/l，优选约300g/l，ca2++mg2+含量均小于10mg/l， 优选均小于9.8mg/l；
二次精制盐水中，nacl：290-330g/l，优选约310g/l，ca2++mg2+含量<0.02mg/l、ph值8-10。
淡盐水是指nacl：180-230g/l，优选200-220g/l，ph值2-3的盐水。
高纯淡盐水是指nacl：180-230g/l，优选200-220g/l，na2so4：1.0-5.0g/l，优选约1.5g/l的盐水；高硝淡盐水是指nacl：180-230g/l，优选200-220g/l，na2so4：40-80g/l，优选约60g/l的盐水。
制盐母液是指nacl：260-290g/l，优选290g/l，na2so4：40-80g/l，优选约55-60g/l的盐水。原料卤水是将氨碱废液或淡水注入盐矿井而获得的卤水，其中，原料卤水一般nacl：280-320g/l，优选约300g/l，na2so4：5-15g/l，优选约10g/l。
在一个具体实施方式中，本发明的工艺包括步骤：
(1)一次盐水化学精制：硫酸钠型矿卤泵入一级反应罐内(当液位达到1/4时，开启搅拌，罐内液位控制在1/4-4/5)，加入20％-30％的naoh和18％-25％的na2co3溶液(控制naoh过碱量在0.1-0.3g/l，na2co3过碱量在0.3-0.5g/l)，使其与矿卤中的ca2+、mg2+充分反应生成caco3和mg(oh)2沉淀；沉淀完全后，将反应液泵入沉降器中沉降0.5-1小时，上层清液泵入一次精制盐水贮桶，得到ca2++mg2+含量小于10mg/l的一次精制盐水。
(2)二次盐水树脂精制：来自一次精制盐水贮桶的一次精制盐水与来自化盐工序的饱和盐水混合后泵入贮罐，再经泵送至碳素管过滤器过滤(过滤器进口压力0.4-0.45mpa，过滤器压差<0.2mpa，过滤周期48h)，得到s含量<1.0mg/l、ca2++mg2+含量<4mg/l的盐水；在过滤器出口的盐水管路上加入31％盐酸，经静态混合器使盐酸和盐水混合均匀，调节ph值8-10，并经板式换热器预热(预热至55-65℃)后进入螯合树脂塔精制(树脂塔压差<0.1mpa)，得到ca2++mg2+含量<0.02mg/l、ph值8-10的二次精制盐水，并泵至二次精制盐水贮桶。
(3)电解制烧碱：来自二次精制盐水贮桶的二次精制盐水与31％的高纯盐酸一同送至阳极液循环槽(循环流量：65-95m3/h，保证阳极循环液的ph值为2-3)，再经泵送至电解槽(旭化成强制循环复极槽)阳极室，与此同时，纯水与32％的液碱(按照纯水:液碱＝1:1.5-5)一同送至阴极液循环槽(循环流量：65-95m3/h)，并经泵送至电解槽阴极室，通入直流电进行电解(控制电解槽电流密度3-4ka/m2，电解槽温度85-90℃，电解槽压差控制在0.012-0.018mpa)；阳极室产生的阳极液淡盐水(nacl：200-220g/l，ph值2-3)和氯气(阳极室氯气压力0.04mpa)经阳极液气液分离器分离后，氯气与二次精制盐水换热后输送至氯气总管，淡盐水流到阳极液循环槽由泵送至脱氯工序；阴极室产生的阴极液氢氧化钠(控制浓度：30—33％，温度：85-90℃)和氢气(阴极室氢气压力0.055mpa)经阴极液气液分离器分离后，氢气与纯水进 行热交换后送入氢气总管，30-33％的氢氧化钠经泵引出直接作为商品出售或泵至浓缩工序浓缩后再作为商品。
(4)淡盐水脱氯：从阳极室产生的淡盐水加入淡盐水质量的1-3％的浓(例如31％)盐酸，混合均匀后进入淡盐水罐，因酸度变化，逸出的氯气进入氯气总管；淡盐水罐内的淡盐水泵至脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为82.7—90.7kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，水蒸汽带着蒸出的氯气进入冷却塔冷却；水蒸汽冷却后流入淡盐水罐，蒸出的氯气进入氯气总管；出脱氯塔的淡盐水进入脱氯盐水罐，用(例如20％)naoh溶液调节ph值为8-9，再加入盐水质量0.1-2％的na2so3溶液(控制na2so3过量浓度0.005g/l)，循环反应1-4小时，使得so32-在碱性条件下将剩余的微量clo-氧化成氯根；再与空气压缩机送来的压缩空气(0.1-0.3mpa，淡盐水与空气量之比1/10-1/20)充分接触曝气0.5-1小时，将过量的so32-氧化成so42-，得到脱氯淡盐水(温度75℃，ph值8-10)。
(5)膜法脱硝：来自脱氯工序的淡盐水与脱硝后的高纯淡盐水先进行一级热交换(温度降至60℃)，在一级热交换器的出口管路上加入31％的盐酸，调节ph值在3-6之间，进行二级换热(温度<40℃)后，经增压泵泵入活性炭过滤器，完全去除游离氯；再泵入纳滤膜法脱硝装置进行分离(纳滤膜表面孔径0.5-1nm，纳滤膜进口压力为1.5-3.0mpa，进口与出口压力差在0.5-1.5mpa之间)，分离后得到的高纯淡盐水(nacl：200-220g/l，na2so4：1.5g/l)经一级、二级换热器与脱氯后的淡盐水换热后，与盐硝联产装置生产的固体盐(固体盐添加量为60-100kg/m3高纯淡盐水)一起加入化盐桶中经搅拌(搅拌0.5-1小时)制成饱和盐水；分离得到的高硝淡盐水(nacl：200-220g/l，na2so4：60g/l)经泵送至盐硝联产装置。
(6)盐硝联产：高硝淡盐水单独送入或和原料卤水或制盐母液(nacl：290g/l，na2so4：50-60g/l)混合送入储卤桶中；储卤桶中的盐水泵送至多级串联预热器与二次蒸汽和冷凝水进行换热(换热至90-92℃)，换热后的卤水进入i—iv蒸发罐蒸发(i效蒸发罐温度：102-108℃，优选约105℃，ii效蒸发罐温度：83-89℃，优选86℃，iii效蒸发罐温度：65-70℃，优选约68℃，iv效蒸发罐温度：47-53℃，优选50℃，真空度：90-97kpa)，分效排盐，顺流转料，蒸发析出的盐浆经卤水淘洗、离心、干燥后制成固体盐，与高纯淡盐水一同进入化盐桶制备饱和盐水；iv蒸发罐排出的清液(温度45-50℃)经预热器与二次蒸汽和冷凝水换热(换热至85-90℃)后进入硝蒸发罐进行蒸发(蒸发料液温度：98-100℃)，析出的硝经卤水淘洗、离心、干燥、包装而成元明粉，硝蒸发罐排出的清液经两级闪发后泵转入iv蒸发罐进行蒸发析盐。
有益效果：
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
1、制烧碱原料全部为矿卤，代替原制烧碱工艺中的固体原盐原料，降低了离子膜制烧碱的生产原料成本；
2、将膜法脱硝和盐硝联产引进工艺中，提高了脱硝效率，同时降低了高硝淡盐水处理成本，提高了制碱过程的整体经济效益。
3、能生产出用于饱和淡盐水的固体原盐，而且能将脱除的硫酸钠制成元明粉，为氯碱企业提供了新的经济增长点，提高了资源综合利用率和经济效益。
4、使用硫酸钠型卤水范围广泛。该发明中硫酸钠型矿卤中硫酸钠含量要求既可以是低硝卤水，也可是高硝卤水(卤水中硫酸钠含量在0～20g/l)，可节约净化成本。
5、有效解决了离子膜烧碱生产企业环保问题。电解工序产生的淡盐水回收循环利用，高硝水作为生产元明粉的原料，不再作为废水外排。
附图说明
图1是硫酸钠型卤水全卤离子膜制烧碱副产元明粉工艺的工艺流程简图。
具体实施方式
以下结合实施例对本发明作进一步的详细阐述，但并非对本发明的限制，凡依照本发明公开内容所作的任何本领域的等同交换，均属于本发明的保护范围。
说明：
(1)由于地下岩盐成分含量极不均匀，加上地下地质情况较复杂，因此此处实施例中，原料卤水成分以江苏井神盐化股份有限公司的矿井为例，即：nacl为300g/l左右，na2so4为10-20g/l左右。实际应用时，应根据各个矿井的实际情况，在理论计算的基础上，通过生产性试验加以修正，然后实际生产应用；
(2)烧碱生产规模按100％烧碱30万t/年计；
(3)离子膜电解槽电解盐水利用率为46％，电解槽排出的淡盐水nacl质量含量210g/l，制盐母液nacl质量含量为290g/l，na2so4含量55g/l；
(4)进入电解槽的合格精盐水中so42-质量含量<5g/l，即na2so4质量含量<7.4g/l。
例一：(1)原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：10g/l)泵入一级反应罐内，加入20％的naoh和18％的na2co3溶液(naoh过碱量0.1g/l，na2co3过碱量0.3g/l)，搅拌均匀，沉淀反应完全后，转入沉降器中沉降0.5小时，上层清液泵入一级精制盐水贮桶，得到ca2++mg2+含量9.6mg/l的一次精制盐水。
(2)一次精制盐水(nacl：300g/l，na2so4：10g/l，67.16万m3/年)与来自化盐工序的饱和盐水(nacl：312.79g/l，na2so4：2g/l，240.54万m3/年)混合后泵入贮罐内，再经泵送至碳素管过滤器过滤(进口压力：0.4mpa，出口压力：0.30mpa，过滤周期12h)，得 到ss含量0.9mg/l、ca2++mg2+含量3.8mg/l的盐水；在过滤器出口的盐水管路上加入31％盐酸，经静态混合器使盐酸和盐水混合均匀，调节ph值为8，并经板式换热器预热(预热至55℃)后进入螯合树脂塔精制(树脂塔压差<0.1mpa)，得到ca2++mg2+含量0.02mg/l、ph值8的二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：3.75g/l)。
(3)二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：3.75g/l，307.7万m3/年)与31％的高纯盐酸一同送至阳极液循环槽(循环流量：65m3/h，阳极循环液ph值为3)，再经泵送至电解槽(旭化成强制循环复极槽)阳极室，与此同时，纯水与32％的液碱(纯水：液碱＝1:3)一同送至阴极液循环槽(循环流量：65m3/h)，并经泵送至电解槽阴极室，通入直流电进行电解(控制电解槽电流密度3ka/m2，电解槽温度：85℃，电解槽压差控制在0.012-0.018mpa)；阳极室产生的阳极液淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：4.7g/l，ph值3，245.28万m3/年)和氯气(阳极室氯气压力0.04mpa)经阳极液气液分离器分离后，氯气与二次精制盐水换热后输送至氯气总管，淡盐水流到阳极液循环槽由泵送至脱氯工序；阴极室产生的阴极液氢氧化钠(浓度：32％，温度：85℃，产量：69.5万m3/年)和氢气(阴极室氢气压力0.055mpa)经阴极液气液分离器分离后，氢气与纯水进行热交换后送入氢气总管，32％的氢氧化钠经泵引出直接作为商品出售或泵至浓缩工序浓缩后再作为商品。
(4)从阳极室产生的淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：4.7g/l，ph值3，245.28万m3/年)加入淡盐水质量1％的31％盐酸，混合均匀后进入淡盐水罐，因酸度变化，逸出的氯气进入氯气总管；淡盐水罐内的淡盐水泵至脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为83kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，水蒸汽带着蒸出的氯气进入冷却塔冷却；水蒸汽冷却后流入淡盐水罐，蒸出的氯气进入氯气总管；出脱氯塔的淡盐水进入脱氯盐水罐，用20％的naoh溶液调节ph值为8，再加入盐水质量0.1％的na2so3溶液(na2so3过量浓度0.005g/l)，循环反应4小时，使得so32-在碱性条件下将剩余的微量clo-氧化成氯根；再与空气压缩机送来的压缩空气(空气压力0.3mpa，淡盐水量与空气量之比1/20)充分接触曝气1小时，将过量的so32-氧化成so42-，得到脱氯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：4.7g/l，温度75℃，ph值8，245.28万m3/年)。
(5)脱氯淡盐水与脱硝后的高纯淡盐水先进行一级热交换(温度降至60℃)，在一级热交换器的出口管路上加入31％的盐酸，调节ph值为6，进行二级换热(温度：38℃)后，经增压泵泵入活性炭过滤器，完全去除游离氯；再泵入进入纳滤膜法脱硝装置进行分离(纳滤膜表面孔径0.5-1nm，纳滤膜进口压力为1.5mpa，出口压力在1.0mpa)，分离后得到的高纯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：1.5g/l，231.87万m3/年)经一级、二级换热器与脱氯淡盐水换热后，与盐硝联产装置生产的固体盐(固体盐添加量为60-100kg/m3高纯淡盐水)一起加 入化盐桶中经搅拌(搅拌0.5小时)制成饱和盐水(nacl：312.79g/l，na2so4：2g/l，240.54万m3/年)，分离得到的高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，13.14万m3/年)经泵送至盐硝联产装置。
(6)盐硝联产：高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，13.14万m3/年)与原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：10g/l，79.1万m3/年)混合后经泵送至多级串联预热器与二次蒸汽和冷凝水进行换热(换热至90℃)，换热后的卤水进入i—iv蒸发罐蒸发(i效蒸发罐温度：105℃，ii效蒸发罐温度：86℃，iii效蒸发罐温度：68℃，iv效蒸发罐温度：50℃，真空度：90kpa)，分效排盐，顺流转料，蒸发析出的盐浆经卤水淘洗、离心、干燥后制成固体盐(26.68万吨/年)，与高纯淡盐水一同进入化盐桶制备饱和盐水；iv蒸发罐排出的清液(温度46℃)经预热器与二次蒸汽和冷凝水换热(换热至86℃)后进入硝蒸发罐进行蒸发(蒸发料液温度：98℃)，析出的硝经卤水淘洗、离心、干燥、包装而成元明粉(1.463万吨/年)，硝蒸发罐排出的清液经两级闪发后泵转入iv蒸发罐进行蒸发析盐。
例二：(1)原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：20g/l)泵入一级反应罐内，加入25％的naoh和20％的na2co3溶液(naoh过碱量0.15g/l，na2co3过碱量0.4g/l)，搅拌均匀，沉淀反应完全后，转入沉降器中沉降0.5小时，上层清液泵入一级精制盐水贮桶，得到ca2++mg2+含量9.2mg/l的一次精制盐水。
(2)一次精制盐水(nacl：300g/l，na2so4：20g/l，84.67万m3/年)与来自化盐工序的饱和盐水(nacl：313.80g/l，na2so4：2g/l，223.03万m3/年)混合后泵入贮罐内，再经泵送至碳素管过滤器过滤(进口压力：0.42mpa，出口压力：0.31mpa，过滤周期18h)，得到ss含量0.88mg/l、ca2++mg2+含量3.5mg/l的盐水；在过滤器出口的盐水管路上加入31％盐酸，经静态混合器使盐酸和盐水混合均匀，调节ph值为8.5，并经板式换热器预热(预热至60℃)后进入螯合树脂塔精制(树脂塔压差<0.1mpa)，得到ca2++mg2+含量0.02mg/l、ph值8.5的二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：7g/l)。
(3)二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：7g/l，307.7万m3/年)与31％的高纯盐酸一同送至阳极液循环槽(循环流量：75m3/h，阳极循环液ph值为2.7)，再经泵送至电解槽(旭化成强制循环复极槽)阳极室，与此同时，纯水与32％的液碱(纯水：液碱＝1:3)一同送至阴极液循环槽(循环流量：75m3/h)，并经泵送至电解槽阴极室，通入直流电进行电解(控制电解槽电流密度3.5ka/m2，电解槽温度：85℃，电解槽压差控制在0.012-0.018mpa)；阳极室产生的阳极液淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.78g/l，ph值2.7，245.28万m3/年)和氯气(阳极室氯气压力0.04mpa)经阳极液气液分离器分离后，氯气与二次精制盐水换热后输送至氯气总管，淡盐水流到阳极液循环槽由泵送至脱氯工序；阴极室产生的阴极液氢氧化 钠(浓度：32％，温度：85℃，产量：69.5万m3/年)和氢气(阴极室氢气压力0.055mpa)经阴极液气液分离器分离后，氢气与纯水进行热交换后送入氢气总管，32％的氢氧化钠经泵引出直接作为商品出售或泵至浓缩工序浓缩后再作为商品。
(4)从阳极室产生的淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.78g/l，ph值2.7，245.28万m3/年)加入淡盐水质量1.5％的31％盐酸，混合均匀后进入淡盐水罐，因酸度变化，逸出的氯气进入氯气总管；淡盐水罐内的淡盐水泵至脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为85kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，水蒸汽带着蒸出的氯气进入冷却塔冷却；水蒸汽冷却后流入淡盐水罐，蒸出的氯气进入氯气总管；出脱氯塔的淡盐水进入脱氯盐水罐，用20％的naoh溶液调节ph值为8，再加入盐水质量0.8％的na2so3溶液(na2so3过量浓度0.005g/l)，循环反应3小时，使得so32-在碱性条件下将剩余的微量clo-氧化成氯根；再与空气压缩机送来的压缩空气(空气压力0.25mpa，淡盐水量与空气量之比1/18)充分接触曝气1小时，将过量的so32-氧化成so42-，得到脱氯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.78g/l，温度75℃，ph值8，245.28万m3/年)。
(5)脱氯淡盐水与脱硝后的高纯淡盐水先进行一级热交换(温度降至58℃)，在一级热交换器的出口管路上加入31％的盐酸，调节ph值为5，进行二级换热(温度：35℃)后，经增压泵泵入活性炭过滤器，完全去除游离氯；再泵入进入纳滤膜法脱硝装置进行分离(纳滤膜表面孔径0.5-1nm，纳滤膜进口压力为2.0mpa，出口压力差在1.2mpa)，分离后得到的高纯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：1.5g/l，214.75万m3/年)经一级、二级换热器与脱氯淡盐水换热后，与盐硝联产装置生产的固体盐(固体盐添加量为60-100kg/m3高纯淡盐水)一起加入化盐桶中经搅拌(搅拌0.5小时)制成饱和盐水(nacl：313.80g/l，na2so4：2g/l，223.03万m3/年)，分离得到的高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，30.53万m3/年)经泵送至盐硝联产装置。
(6)盐硝联产：高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，30.53万m3/年)与原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：20g/l，61.59万m3/年)混合后经泵送至多级串联预热器与二次蒸汽和冷凝水进行换热(换热至91℃)，换热后的卤水进入i—iv蒸发罐蒸发(i效蒸发罐温度：105℃，ii效蒸发罐温度：86℃，iii效蒸发罐温度：68℃，iv效蒸发罐温度：50℃，真空度：93kpa)，分效排盐，顺流转料，蒸发析出的盐浆经卤水淘洗、离心、干燥后制成固体盐(25.01万吨/年)，与高纯淡盐水一同进入化盐桶制备饱和盐水；iv蒸发罐排出的清液(温度48℃)经预热器与二次蒸汽和冷凝水换热(换热至88℃)后进入硝蒸发罐进行蒸发(蒸发料液温度：99℃)，析出的硝经卤水淘洗、离心、干燥、包装而成元明粉(2.95万吨/年)，硝蒸发罐排出的清液经两级闪发后泵转入iv蒸发罐进行蒸发析盐。
例三：(1)原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：10g/l)泵入一级反应罐内，加入30％的naoh和25％的na2co3溶液(naoh过碱量0.2g/l，na2co3过碱量0.4g/l)，搅拌均匀，沉淀反应完全后，转入沉降器中沉降1小时，上层清液泵入一级精制盐水贮桶，得到ca2++mg2+含量8.4mg/l的一次精制盐水。
(2)一次精制盐水(nacl：300g/l，na2so4：10g/l，122.13万m3/年)与来自化盐工序的饱和盐水(nacl：316.75g/l，na2so4：2.13g/l，182.27万m3/年)混合后泵入贮罐内，再经泵送至碳素管过滤器过滤(进口压力：0.43mpa，出口压力：0.27mpa，过滤周期24h)，得到ss含量0.84mg/l、ca2++mg2+含量3.1mg/l的盐水；在过滤器出口的盐水管路上加入31％盐酸，经静态混合器使盐酸和盐水混合均匀，调节ph值为9，并经板式换热器预热(预热至62℃)后进入螯合树脂塔精制(树脂塔压差<0.1mpa)，得到ca2++mg2+含量0.016mg/l、ph值9的二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：5.28g/l)。
(3)二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：5.28g/l，304.4万m3/年)与31％的高纯盐酸一同送至阳极液循环槽(循环流量：85m3/h，阳极循环液ph值为2.5)，再经泵送至电解槽(旭化成强制循环复极槽)阳极室，与此同时，纯水与32％的液碱(纯水：液碱＝1:3)一同送至阴极液循环槽(循环流量：85m3/h)，并经泵送至电解槽阴极室，通入直流电进行电解(控制电解槽电流密度3.8ka/m2，电解槽温度：88℃，电解槽压差控制在0.012-0.018mpa)；阳极室产生的阳极液淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：6.68g/l，ph值2.5，240.4万m3/年)和氯气(阳极室氯气压力0.04mpa)经阳极液气液分离器分离后，氯气与二次精制盐水换热后输送至氯气总管，淡盐水流到阳极液循环槽由泵送至脱氯工序；阴极室产生的阴极液氢氧化钠(浓度：32％，温度：88℃，产量：69.5万m3/年)和氢气(阴极室氢气压力0.055mpa)经阴极液气液分离器分离后，氢气与纯水进行热交换后送入氢气总管，32％的氢氧化钠经泵引出直接作为商品出售或泵至浓缩工序浓缩后再作为商品。
(4)从阳极室产生的淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：6.68g/l，ph值2.5，240.4万m3/年)加入淡盐水质量2.5％的31％盐酸，混合均匀后进入淡盐水罐，因酸度变化，逸出的氯气进入氯气总管；淡盐水罐内的淡盐水泵至脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为88kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，水蒸汽带着蒸出的氯气进入冷却塔冷却；水蒸汽冷却后流入淡盐水罐，蒸出的氯气进入氯气总管；出脱氯塔的淡盐水进入脱氯盐水罐，用20％的naoh溶液调节ph值为9，再加入盐水质量1.5％的na2so3溶液(na2so3过量浓度0.004g/l)，循环反应2小时，使得so32-在碱性条件下将剩余的微量clo-氧化成氯根；再与空气压缩机送来的压缩空气(空气压力0.2mpa，淡盐水量与空气量之比1/15)充分接触曝气0.5小时，将过量的so32-氧化成so42-，得到脱氯淡盐水(nacl：210g/l， na2so4：6.68g/l，温度75℃，ph值9，240.4万m3/年)。
(5)脱氯淡盐水与脱硝后的高纯淡盐水先进行一级热交换(温度降至55℃)，在一级热交换器的出口管路上加入31％的盐酸，调节ph值为4，进行二级换热(温度：32℃)后，经增压泵泵入活性炭过滤器，完全去除游离氯；再泵入进入纳滤膜法脱硝装置进行分离(纳滤膜表面孔径0.5-1nm，纳滤膜进口压力为2.2mpa，出口压力差在1.2mpa)，分离后得到的高纯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：1.5g/l，219.1万m3/年)经一级、二级换热器与脱氯淡盐水换热后，与盐硝联产装置生产的固体盐(固体盐添加量为60-100kg/m3高纯淡盐水)一起加入化盐桶中经搅拌(搅拌0.5小时)制成饱和盐水(nacl：316.75g/l，na2so4：2.13g/l，182.27万m3/年)，分离得到的高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，21.3万m3/年)经泵送至盐硝联产装置。
(6)盐硝联产：高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，21.3万m3/年)与制盐母液(nacl：290g/l，na2so4：55g/l，25万m3/年)混合后经泵送至多级串联预热器与二次蒸汽和冷凝水进行换热(换热至92℃)，换热后的卤水进入i—iv蒸发罐蒸发(i效蒸发罐温度：105℃，ii效蒸发罐温度：86℃，iii效蒸发罐温度：68℃，iv效蒸发罐温度：50℃，真空度：95kpa)，分效排盐，顺流转料，蒸发析出的盐浆经卤水淘洗、离心、干燥后制成固体盐(11.78万吨/年)，与高纯淡盐水一同进入化盐桶制备饱和盐水；iv蒸发罐排出的清液(温度50℃)经预热器与二次蒸汽和冷凝水换热(换热至90℃)后进入硝蒸发罐进行蒸发(蒸发料液温度：99℃)，析出的硝经卤水淘洗、离心、干燥、包装而成元明粉(2.6万吨/年)，硝蒸发罐排出的清液经两级闪发后泵转入iv蒸发罐进行蒸发析盐。
例四：(1)原料卤水(nacl：300g/l，na2so4：14.3g/l)泵入一级反应罐内，加入30％的naoh和25％的na2co3溶液(naoh过碱量0.3g/l，na2co3过碱量0.5g/l)，搅拌均匀，沉淀反应完全后，转入沉降器中沉降1小时，上层清液泵入一级精制盐水贮桶，得到ca2++mg2+含量8.2mg/l的一次精制盐水。
(2)一次精制盐水(nacl：300g/l，na2so4：14.3g/l，122.13万m3/年)与来自化盐工序的饱和盐水(nacl：316.75g/l，na2so4：2.1g/l，182.27万m3/年)混合后泵入贮罐内，再经泵送至碳素管过滤器过滤(进口压力：0.45mpa，出口压力：0.28mpa，过滤周期48h)，得到ss含量0.8mg/l、ca2++mg2+含量2.7mg/l的盐水；在过滤器出口的盐水管路上加入31％盐酸，经静态混合器使盐酸和盐水混合均匀，调节ph值为10，并经板式换热器预热(预热至65℃)后进入螯合树脂塔精制(树脂塔压差<0.1mpa)，得到ca2++mg2+含量0.012mg/l、ph值10的二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：7g/l)。
(3)二次精制盐水(nacl：310g/l，na2so4：7g/l，304.4万m3/年)与31％的高纯盐 酸一同送至阳极液循环槽(循环流量：95m3/h，阳极循环液ph值为2.2)，再经泵送至电解槽(旭化成强制循环复极槽)阳极室，与此同时，纯水与32％的液碱(纯水：液碱＝1:3)一同送至阴极液循环槽(循环流量：95m3/h)，并经泵送至电解槽阴极室，通入直流电进行电解(控制电解槽电流密度4ka/m2，电解槽温度：90℃，电解槽压差控制在0.012-0.018mpa)；阳极室产生的阳极液淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.86g/l，ph值3，240.4万m3/年)和氯气(阳极室氯气压力0.04mpa)经阳极液气液分离器分离后，氯气与二次精制盐水换热后输送至氯气总管，淡盐水流到阳极液循环槽由泵送至脱氯工序；阴极室产生的阴极液氢氧化钠(浓度：32％，温度：90℃，产量：69.5万m3/年)和氢气(阴极室氢气压力0.055mpa)经阴极液气液分离器分离后，氢气与纯水进行热交换后送入氢气总管，32％的氢氧化钠经泵引出直接作为商品出售或泵至浓缩工序浓缩后再作为商品。
(4)从阳极室产生的淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.86g/l，ph值2.2，240.4万m3/年)加入淡盐水质量3％的31％盐酸，混合均匀后进入淡盐水罐，因酸度变化，逸出的氯气进入氯气总管；淡盐水罐内的淡盐水泵至脱氯塔，用蒸汽喷射真空泵高速喷出蒸汽保证脱氯塔的真空度为90kpa，使进入脱氯塔的淡盐水在塔内急剧沸腾，水蒸汽带着蒸出的氯气进入冷却塔冷却；水蒸汽冷却后流入淡盐水罐，蒸出的氯气进入氯气总管；出脱氯塔的淡盐水进入脱氯盐水罐，用20％的naoh溶液调节ph值为9，再加入盐水质量2.0％的na2so3溶液(na2so3过量浓度0.004g/l)，循环反应1小时，使得so32-在碱性条件下将剩余的微量clo-氧化成氯根；再与空气压缩机送来的压缩空气(空气压力0.15mpa，淡盐水量与空气量之比1/12)充分接触曝气0.5小时，将过量的so32-氧化成so42-，得到脱氯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：8.86g/l，温度75℃，ph值9，240.4万m3/年)。
(5)脱氯淡盐水与脱硝后的高纯淡盐水先进行一级热交换(温度降至52℃)，在一级热交换器的出口管路上加入31％的盐酸，调节ph值为3，进行二级换热(温度：27℃)后，经增压泵泵入活性炭过滤器，完全去除游离氯；再泵入进入纳滤膜法脱硝装置进行分离(纳滤膜表面孔径0.5-1nm，纳滤膜进口压力为2.8mpa，出口压力差在1.5mpa)，分离后得到的高纯淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：1.5g/l，208.54万m3/年)经一级、二级换热器与脱氯淡盐水换热后，与盐硝联产装置生产的固体盐(固体盐添加量为60-100kg/m3高纯淡盐水)一起加入化盐桶中经搅拌(搅拌0.5小时)制成饱和盐水(nacl：316.75g/l，na2so4：2.1g/l，182.27万m3/年)，分离得到的高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，31.86万m3/年)经泵送至盐硝联产装置。
(6)盐硝联产：高硝淡盐水(nacl：210g/l，na2so4：60g/l，31.86万m3/年)与制盐母液(nacl：300g/l，na2so4：55g/l，25万m3/年)混合后经泵送至多级串联预热器与二次 蒸汽和冷凝水进行换热(换热至92℃)，换热后的卤水进入i—iv蒸发罐蒸发(i效蒸发罐温度：105℃，ii效蒸发罐温度：86℃，iii效蒸发罐温度：68℃，iv效蒸发罐温度：50℃，真空度：97kpa)，分效排盐，顺流转料，蒸发析出的盐浆经卤水淘洗、离心、干燥后制成固体盐(14.01万吨/年)，与高纯淡盐水一同进入化盐桶制备饱和盐水；iv蒸发罐排出的清液(温度50℃)经预热器与二次蒸汽和冷凝水换热(换热至90℃)后进入硝蒸发罐进行蒸发(蒸发料液温度：101℃)，析出的硝经卤水淘洗、离心、干燥、包装而成元明粉(3.22万吨/年)，硝蒸发罐排出的清液经两级闪发后泵转入iv蒸发罐进行蒸发析盐。