氯氢处理设备能力核算.docx

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氯氢处理设备能力核算

1氯气洗涤塔

1.1工艺条件（取夏季比较严酷的条件）

氯气进塔温度、压力：

65℃、-3.0KPa

氯气出塔温度、压力：

33℃、-3.6KPa

氯水进塔温度：

33℃

氯水出塔温度：

38℃

循环冷却水温度：

31℃~36℃

系统简图如下：

1.2物料平衡（以1吨100%烧碱为基准）

1.2.1进塔氯气组成

电解产生的纯度为96%的氯气的氯气组成为：

CL2885kg12.465Kmol

H2O318kg17.67Kmol

杂气15.08kg0.52Kmol

氯气经盐水—氯气换热器及沿途降温，至氯气洗涤塔时已降到65℃，查65℃饱和水蒸汽分压为25KPa。

视氯气为理想气体，按照道尔顿气体分压定律：

P水/P总=n水/n总

P水、P总——水蒸汽分压及氯气总压，KPa；

n水、n水——氯气中水的Kmol数及总Kmol数；

设进塔氯气中含水G1kg,则n水=G1/18，65℃时氯气在水中的溶解度为0.3g/100g，实际溶解度只及饱和值的一半，即0.15g/100gH2O，则沿途氯的溶解损失量为：

0.0015x（318-G1）kg

nCL2=[885-0.0015x（318-G1）]/18

P水=25KPa

P总=-3.0KPa=98.33KPa（A）

代入上式：

25/98.33=（G1/18）/{[885-0.0015x（318-G1）]/71+G1/18+0.52}

解得：

G1=79.4kg

沿途凝结氯水量：

318-79.4=238.6kg氯水中溶解氯量：

0.0015x238.6=0.358kg

故进入氯气洗涤塔的氯气组成为：

CL2885-0.358=884.64kg12.46Kmol

H2O79.4kg4.41Kmol

杂气15.08kg0.52Kmol

合计979.12kg17.39Kmol

1.2.2出塔氯气组成

查33℃饱和水蒸汽分压PH2O=5.13KPa，P总=101.33-3.6KPa=97.73KPa（A）。

氯水出塔温度38℃，此温度下氯气溶解度为0.4g/100gH2O，实际溶解度取0.002kg/100kgH2O。

设出塔氯气含水量为G2kg,代入分压公式：

5.13/97.73=（G2/18）/{[884.64-0.002x（79.4-G2）]/71+G2/18+0.52}

解得：

G2=12.94kg

洗涤塔中凝结氯水：

79.4-12.94=66.46kg

氯的溶解损失：

66.46x0.002=0.133kg

出塔氯气量：

884.64-0.133=884.51kg

物料平衡表

表1-1氯气洗涤塔物料衡算表（每生产1吨100%烧碱）

进入

排出

氯气884.64kg12.46Kmol

水蒸气79.4kg4.41Kmol

杂气15.08kg0.52Kmol

Σ979.12kg17.39Kmol

循环氯水8557.23kg

氯气884.51kg12.458Kmol

水蒸气72.94kg0.719Kmol

杂气15.08kg0.52Kmol

Σ912.53kg13.697Kmol

循环氯水8557.23kg

合计：

9536.35kg

合计：

9536.34kg

1.3热平衡

1.3.1进塔氯气带入热量

氯气：

12.46x8.326x65=6743.23Kcal

水蒸气：

79.4x625.2=49628.4Kcal

杂气：

15.08x0.24x65=235.25Kcal

合计：

56606.88Kcal

1.3.2出塔氯气、凝结氯水带出热量

氯气：

12.458x8.254x33=3393.33Kcal

水蒸气：

72.94x611.7=7915.40Kcal

杂气：

15.08x0.24x33=119.43Kcal

凝结氯水：

66.46x1x38=2525.48Kcal

合计：

13953.64Kcal

1.3.3循环氯水量

设氯水循环量为Wkg，列热平衡方程式：

56606.88+33W=13953.64+38W解得：

W=8530.65kg

1.3.4热平衡表

表1-2氯气洗涤塔热平衡表（每生产1吨100%烧碱）单位：

Kcal

进入

排出

热量交换

氯气6743.23

水蒸气49628.4

杂气235.25

循环氯水281511.38

氯气3393.33

水蒸气7915.40

杂气119.43

凝结水2392.56

循环氯水324164.62

56606.88-13953.64=42653.24

合计：

338118.3

合计：

338118.3

1.4流体力学计算

1.4.1空塔气速

进塔氯气体积：

17.39x22.4x[（273+65）/273]x（101.33/98.33）=497m3

出塔氯气体积：

13.697x22.4x[（273+33）/273]x（101.33/97.73）=356.57m3

平均体积：

（497+356.57）/2=426.78m3

平均重量流量：

（979.12+912.53）/2=945.83kg

平均重度：

945.83kg/426.78m3=2.22kg/m3

注:

在春秋季节,进塔氯气温度可降低到58℃,此时热交换量减到29462.06Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6m3,平均重度为2.34kg/m3。

氯气洗涤塔直径D=2.4m,在不同规模下的空塔气速见下表

表1-3D=2400氯气洗涤塔的空塔气速

项目规模

12万吨/年

14万吨/年

18.5万吨/年

气相重量,kg/h

14187.45

16552.03

21872.32

气相体积,m3/h

6390.74

7455.87

9852.40

空塔气速,m/s

0.392

0.458

0.605

反之,在保持现有空塔气速（流体力学相似）的前提下,18.5万吨/年的氯气洗涤塔直径为D=[9852.4/（3600x0.785x0.4）]1/2=2.95m。

1.4.2喷淋密度、喷淋量与液气比

填充D50鲍尔环的填料塔，其最小喷淋密度为15m3/h*m2。

由上节热平衡计算得知，12万吨/年的理论喷淋量为：

8.56m2x15=128.37m3/h，此时的喷淋密度为：

128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37m3/h*m2，已经在适宜的喷淋密度范围之内，而实际喷淋量可取氯水循环泵铭牌流量Q=160m3/h的80%，即128m3/h。

此时的气液比为L/G=12800/（945.83x15）=9.02。

氯气洗涤（冷却）塔属于气液直接接触热交换设备，决定其传热（传质）效果的主要因素之一是填料层高度。

气液接触过程包括氯气冷却的无相变过程和水蒸汽的冷凝相变过程，且相变温度是逐渐降低而非均一的，故用解析的方法很难准确地计算出传热（传质）单元高度，只能用实验的办法或用经验值。

现有洗涤塔填料高度为6m，而运行数据表明液相（氯水）进塔温度和气相（氯气）出塔温度几乎是一致的。

说明在该填料层高度、气液比和空塔流速的条件下，传热（传质）效果已经非常好。

因此，在无其他理论指导的前提下，要保持现有的传热效果、现有的阻力降水平，最稳妥的方法是保持其流体力学相似，各项准数（Re、Pr、Nu）不变。

出于这种考虑，计算出不同规模时氯水循环量（即喷淋量），见表，亦即氯水循环泵P701的流量。

表1-4洗涤塔氯水循环量

项目规模

12万吨/年

14万吨/年

18.5万吨/年

液气比，L/G

9.02

9.02

9.02

气相重量，kg/g

14187.45

16552.03

21872.32

喷淋量，m3/h

128

149.3

197.3

塔径，m

2.4

2.58

2.95

1.4.3泛点气速

应用Bain-Hougen关联式计算

lg[（uF2/g）x（α/ε3）x（Vg/VL）x（μL0.2）]=A-1.25（L/G）1/4[Vg/VL]1/8

式中：

uF——泛点气速，m/s；

g——9.8m/s2；

α/ε3——干填料因子，146m-1；

Vg——气相重度，2.22kg/m3；

VL——液相重度，1000kg/m3；

μL——液相粘度，取36.5℃水的粘度0.7016cp；

L/G——液气比，9.02；

Vg/VL——气液重度比2.22/1000=0.00222；

A——常数，0.0942；

代入上式，

等式右边=0.0942-1.25（9.02）1/4[0.00222]1/8=-0.915exp（-0.915）=0.1216

等式左边=lg[（uF2/9.81）x146x0.00222x0.70160.2]=lg[0.03078uF2]

0.03078uF2=0.1216uF=1.988m/s

由1.4.1计算出的空塔气速0.39m/s、0.46m/s及0.6m/s均在泛点气速的允许范围之内（但阻力降不同）。

1.4.4阻力降

应用Ecker关联图

横坐标：

（L/G）[Vg/VL]1/2=9.02x[0.00222]1/2=0.4215

纵坐标：

uF2φψ/g（Vg/VL）μL0.2

式中：

φ——湿填料因子，120m-1；

ψ——液相重度校正系数，氯水取1；

代入上式，应以u空代替uF

u空2φψ/g（Vg/VL）μL0.2

=u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531u空2

对于DN2400的塔，其阻力降见表1-5：

表1-5DN2400塔的阻力降单位：

Pa

项目参数

12万吨/年

14万吨/年

18.5万吨/年

（L/G）[Vg/VL]1/2

0.425

0.425

0.425

u空2φψ/g（Vg/VL）μL0.2

0.0039

0.0054

0.0092

每米填料阻力降

50Pa

75Pa

120Pa

6m填料阻力降

300Pa

450Pa

720Pa

u空，m/s

0.392

0.458

0.605

1.4.5进出口管径

湿氯气的经济流速应控制在8~10m/s，按照该经济流速计算氯气洗涤塔的进出口管径（见表，该管径也是洗涤塔前后接管管径的适宜值）。

表1-6氯气洗涤塔的进出口管径

项目规模

吨碱

12万吨/年

14万吨/年

18.5万吨/年

进口体积，m3/h

497

7455

8697.5

11493.1

出口体积，m3/h

356.57

5349

6240

8245.7

进口管径，m

0.51~0.57

0.55~0.62

0.63~0.71

出口管径，m

0.44~0.49

0.46~0.53

0.54~0.60

1.5氯水换热器（E701）

由热量衡算得知，氯气与循环氯水的热交换量q=42653.24Kcal/吨碱。

氯水循环量L=8530.7kg。

氯水进出换热器温度分别为38℃、33℃，循环水进出换热器温度分别为31℃、36℃，平均温度差Δtcp=2℃，传热系数K取1700Kcal/m2*h*℃

氯水38℃33℃

循环水36℃31℃

图1-2氯水换热器示意图

传热面积F=1.15q/KΔtcp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/吨碱

不同规模时，E701所需传热面积如下：

表1-7E701传热面积单位：

m2

规模

12万吨/年

14万吨/年

18.5万吨/年

传热面积

213.9

249.6

329.8

现有E701传热面积仅100m2，在春（秋）冬季，进塔氯气温度降低到58℃以下，循环水供水温度降低到26℃以下，换热器热负荷降到30000Kcal/吨碱以下，该换热器尚能适应到14万吨/年，但严酷的夏季，目前的产量条件下，换热面积已显不足。

2钛风机

从氯气洗涤塔的计算可以看出，当规模增加到14乃至18.5万吨/年后，塔内的阻力降增加到1.5和2.4倍，其他参数如泛点、喷淋密度、空塔气速等尚在允许范围之内。

对于填料干燥塔、泡罩干燥塔的情况也大致如此。

也就是说，只要解决了阻力降增加的问题，就有可能在不扩大塔径的基础上进行扩产改造（仅限于塔器，不包括换热器）。

在这里试图引入钛风机来克服阻力降的增加。

一般将钛风机置于氯气洗涤塔之后、钛冷却器之前。

通过对现有运行设备阻力降的分析，预测规模增加后阻力降的增加值，提出如表2-1所示的阻力降分布。

钛风机风量：

7000Nm3/h（回流量5%）

风压：

20KPa

表2-1氯气处理设备阻力降分布单位：

KPa

序号

设备名称

及测压点

12万吨NaOH/年

18.5万吨NaOH/年

备注

表压

绝压

阻力降

表压

绝压

阻力降

1

氯气洗涤塔入口

-3.0

98.33

-3.0

98.33

原有塔

2

氯气洗涤塔出口

-3.6

97.73

0.6

-4.43

96.9

1.43

原有塔

3

钛风机出口

~

~

~

15.57

116.90

-20

新置

4

钛冷却器出口

-3.8

97.53

0.2

15.27

116.76

0.14

另行设计

5

水雾捕集器出口

-4.3

97.03

0.5

14.67

115.93

0.83

另行设计

6

填料塔出口

-5.3

96.03

1.0

12.67

114.0

2.0

原有塔

7

泡罩塔出口

-10.5

90.83

5.2

2.67

104

10.0

原有塔

8

酸雾捕集器出口

-16.0

85.33

5.5

-3.33

98.0

6.0

另行设计

9

合计

13

20.33

2.1钛风机出口氯气温度

氯气在钛风机中受压，体积减少，温度升高，按照公式：

T2=T1（P2/P1）（r-1）/r

式中：

T2、T1——钛风机出口及入口温度，K；

P2、P1——钛风机出口及入口压力，Pa；

r——绝热指数，氯气为1.355；

取T1=30+273=303K，P2、P1按照表2-1的设定值，代入公式计算：

T2=303（116.9/96.9）（1.355-1）/1.355=318.30K=45.3℃

2.2氯气中含水量

自洗涤塔出来的氯气含水量（重量比）为：

（12.94/912.53）x100%=1.418%

在钛风机中未发生重量变化，仍为1.418%。

钛风机要求氯中含水量在1.1%以上，即可避免风机焚烧。

因此，在洗涤塔出口温度30℃以上时无需再加水，而低于30℃时则需要向氯气中加水。

2.3出口气体体积

在45.3℃和压力15.57KPa条件下，钛风机出口氯气体积为：

V/=13.697x22.4x（318.3/273）x（101.33/116.9）=310.08m3/吨碱

此体积比氯水洗涤塔出口体积356.57m3降低了许多，同时压力和温度也增加了许多。

因此，用与不用钛风机，对后续的设备有很大的影响。

在目前尚无定论的情况下，后续设备如钛冷却器等，只能分别以氯气洗涤塔出口条件P=-3.6KPa、V=356.57m3和t=33℃的所谓“负压流程”和使用钛风机后，以钛风机出口条件P=15.57KPa、V=310.08m3和t=45℃的所谓的“正压流程”来进行讨论。

3钛冷却器

A负压流程（不用钛风机）

3A.1工艺条件

1氯气进口温度30℃

氯气进口压力-3.6KPa（97.73KPa，A）

2氯气出口温度12℃

氯气出口压力-3.8KPa（95.53KPa，A）97.53KPa

3冷水进口温度10.5℃

冷水出口温度13.5℃

3A.2物料平衡

1进入物料：

同洗涤塔出口

②排出物料

查得12℃饱和水蒸气分压为1.402KPa。

设12℃氯气中水蒸气含量为Gakg,则：

1.402/97.53=（Ga/18）/[12.458+（Ga/18）+0.52]

解得Ga=3.41kg

凝结氯水量为：

12.94-3.41=9.53kg

由于凝结水量很小，氯水中的溶解氯更是微乎其微，故忽略不计。

③物料平衡表

表3-1负压流程物料平衡表

进入

排出

1CL2884.51kg12.458Kmol

2H2O12.94kg0.72Kmol

3杂气15.08kg0.52Kmol

4冷水2662.5kg

1CL2884.51kg12.458Kmol

2H2O3.41kg0.189Kmol

3杂气15.08kg0.52Kmol

4凝结水9.53kg

5冷水2662.5kg

合计：

3575.03kg

3575.03kg

3A.3热平衡

①进入热量：

同洗涤塔出口。

②排出热量

CL212.458x8.214x12=1228Kcal

H2O3.41x602.6=2054.9Kcal

杂气15.08x0.24x12=43.4Kcal

凝结水9.53x12=114.36Kcal

合计3440.66Kcal

热交换量q=11428.16-3440.66=7987.4Kcal

冷水量Wa=7987.4/3=2662.47kg

③热量平衡表

表3-2负压流程热量平衡表单位：

Kcal

进入

排出

1CL23393.33

2H2O7915.4

3杂气119.43

4冷水27955.94

1CL21228

2H2O2054.9

3杂气43.4

4凝结水114.36

5冷水35943.34

合计：

39384.04

39383.91

3A.4传热面积

CL230℃12℃

水13.5℃10.5℃

图3-2负压流程钛冷却器热交换示意图

Δt2=16.5℃Δt1=1.5℃Δtcp=16.5-1.5/ln16.5/1.5=6.26℃

传热系数K取70Kcal/m2*h*℃

热负荷q=7987.4Kcal

传热面积F=1.15q/KΔtcp=1.15x7987.4/（70x6.26）=21m2

表3-3负压流程的传热面积

规模

12万吨

14万吨

18.5万吨

热负荷,Kcal/hr

119811

139779.5

1477766.9

传热面积,m2

315

372

491.8

冷水循环量,m3/h

40

46.6

61.6

现有钛冷却器传热面积315m2,勉强能满足12万吨规模（夏季）氯气冷却要求。

3A.5体积流量与进出口管径

1进口体积量：

同钛冷却器出口

2出口体积量：

13.167x22.4x（285/273）x（101.33/97.53）=319.9m3

不同规模的进出口氯气量及管径见表

表3-4负压流程氯气进出口体积及管径

规模项目

吨碱

12万吨

14万吨

18.5万吨

进口体积,m3/h

356.57

5349

6240

8245.7

出口体积,m3/h

319.9

4798.5

5598.3

7397.7

进口管径,m

0.44~0.49

0.46~0.53

0.54~0.6

出口管径,m

0.41~0.46

0.44~0.5

0.51~0.57

B正压流程（加钛风机）

3B.1工艺条件

1氯气进口温度：

45℃

氯气进口压力：

15.57KPa（116.9KPa,A）

2氯气出口温度：

12℃

氯气出口压力：

15.277KPa（116.6KPa，A）

3冷水进口温度：

10.5℃

冷水出口压力：

13.5℃

3B.2物料平衡

①进入物料：

同洗涤塔出口，若冬季氯气温度太低，钛风机需加水，则当别论。

②排出物料

设出口氯气含水量Gbkg，1.402/116.9=（Gb/18）/（12.465+0.52+Gb/18）

解得Gb=2.843kg

凝结水量：

12.94-2.84=10.1kg

表3-5正压流程物料平衡表

进入

排出

1.CL2884.51kg12.458Kmol

2.H2O12.94kg0.59Kmol

3.杂气15.08kg0.52Kmol

4.冷水3227.4kg

1.CL2884.51kg12.458Kmol

2.H2O2.84kg0.158Kmol

3.杂气15.05kg0.52Kmol

4.冷凝水10.1kg

5.冷水3227.4kg

合计4139.93kg

合计4139.93kg

3B.3热平衡

1进入热量：

CL212.458x8.28x45=4641.85Kcal

H2O12.94x616.8=7981.4Kcal

杂气15.08x0.24x45=162.86Kcal

合计12786.1Kcal

2排出热量

CL22.458x8.28x45=4641.85Kcal

H2O12.94x616.8=7981.4Kcal

杂气15.08x0.24x45=162.86Kcal

凝结水10.1x12=121.2Kcal

合计3104.01Kcal

热交换量:

q=12786.1-3104.01=9682.1Kcal

冷水量:

Wb=9682.1/3=3227.37kg

表3-6正压流程热平衡表单位:

Kcal

进入

排出

1.CL24641.85

2.H2O7981.4

3.杂气162.8612786.11

4.冷水33887.7

1.CL21228

2.H2O1711.38

3.杂气43.432979.78

4.冷凝水121.2

5.冷水43569

合计46673.8

合计46673.91

3B.4传热面积

CL245℃12℃

水13.5℃10.5℃

图3-3正压流程钛冷却器热交换示意图

Δt2=31.5℃Δt1=1.5℃Δtcp=31.5-1.5/ln（31.5/1.5）=9.85℃

传热系数K取70Kcal/m2*h*℃

传热面积F=1.15x9682.1/（70x9.85）=16.38m2

表3-7正压流程的传热面积

规模

12万吨

14万吨

18.5万吨

热负荷,Kcal/hr

145231.5

169436.75

223898.6

传热面积,m2

245.7

286.65

378.79

冷水循环量,m3/h

48.4

56.5

74.6

由以上计算可以看出：

1正压流程的钛冷却器传热面积小于负压流程。

2经钛冷却器之后，负压流程和正压流程的氯气温度已基本相同，仅氯中含水量从理论上相差0.57kg/吨碱析氯。

重量流量基本相同